巴悦涛，聂鑫鹏

(1.利华益利津炼化有限公司，山东 利津 257400；2.中国石化石油化工科学研究院，北京 100083)

渣油加氢技术是渣油深度加工主要技术手段之一，在现代炼油工业中起着重要作用。相对于非临氢工艺，渣油加氢技术具有液体产品收率高和环境友好的优势。渣油加氢技术以固定床工艺为主，其主要生产目的是为重油催化裂化或重油催化裂解等装置提供优质进料[1-2]，进而生产符合环保要求的清洁轻质油品，因而渣油加氢也是一种石油资源高效利用技术，渣油加氢装置在现代化炼油厂整个流程中占重要位置[3]。

某炼油厂2.6 Mt·a-1渣油加氢装置2015年建成投产，目前已运转至第4周期。该渣油加氢装置采用双系列设置，每一系列反应系统由5个反应器串联构成，其中一反至四反高度逐级增加。每一系列可以单开单停，为了应对原料高铁、高钙金属含量情况，一反和二反之间设置了高压阀门，采用了一反可以部分切除的方案。装置以常压渣油和催化裂化回炼油为混合原料。前3个周期Ⅰ列连续采用国外专利商渣油加氢催化剂，Ⅱ列连续采用中国石化石油化工科学研究院RHT系列渣油加氢催化剂。本文根据某炼油厂双系列渣油加氢装置运行过程中存在三反温升低和运行初期热高分气带油问题，通过优化调整催化剂级配方案和扩能改造，使装置运行更加平稳。

1 运转情况

1.1 基本情况

国内渣油加氢装置运转周期多数(12～18)月[4]，2.6 Mt·a-1渣油加氢装置前3个周期运转时间均达到23个月，属于运转时间较长的渣油加氢装置，运转周期与炼油厂整体检修计划(一般为4年)相匹配，有利于全厂装置优化调度。

对渣油加氢装置第3周期运转情况进行分析。图1为渣油加氢装置进料量变化情况。由图1可以看出，初期进料量较低，约170 t·h-1，末期提高到184 t·h-1，换算成空速为(0.18～0.20) h-1。Ⅱ列初期进料量略高于Ⅰ列。

图1 渣油加氢装置进料量变化情况Figure 1 Changes of feed rate for residue hydrotreating unit

图2为渣油加氢装置催化剂床层平均温度变化情况。

图2 渣油加氢装置催化剂床层平均温度变化情况Figure 2 Changes of average temperature in catalyst bed for residue hydrotreating unit

由图2可以看出，两系列的催化剂床层平均温度基本相同，反应温度从初期360 ℃逐步提高到末期383 ℃，催化剂失活速率约1 ℃·月-1。末期反应温度相对其他渣油加氢装置较低，因此热反应导致的结焦少，催化剂积炭量低，且不容易形成硬炭。在卸催化剂过程中很少发现有“石头状”催化剂结块[5]，多数催化剂采用管线抽吸方式卸出，5个反应器卸废剂时间皆在5天内，在国内渣油加氢装置中属于较快水平。

图3为渣油加氢装置催化剂床层温升变化情况。由图3可以看出，Ⅰ列温升明显低于Ⅱ列，差值约10 ℃。反应器温升大小决定于原料油的性质、原料油进料量和循环氢量、加氢深度等因素[6]，两系列原料油以及进料量和循环氢量基本相同，主要是加氢深度影响反应温升，表明Ⅰ列反应深度小于Ⅱ列。Ⅱ列加氢反应深度高，放热量大，因此温升高。

图3 渣油加氢装置的催化剂床层温升变化情况Figure 3 Changes of temperature rise in catalyst bed for residue hydrotreating unit

图4为渣油加氢装置氢耗变化情况。由图4可以看出，Ⅰ列氢耗明显低于Ⅱ列，Ⅰ列氢耗全周期平均值为0.86%，Ⅱ列氢耗全周期平均值为0.94%。氢耗与反应深度有关，且有较好的相关性，因此氢耗变化规律和温升相同。

图4 渣油加氢装置的氢耗变化情况Figure 4 Changes of hydrogen consumption in residue hydrotreating unit

1.2 原料油和热低分油

1.2.1 原料油

2.6 Mt·a-1渣油加氢装置加工原料主要为：一部分来自常压蒸馏装置的 2.4 Mt·a-1常压渣油，该常压装置加工原料组成为国产胜利原油和进口原油；另一部分来自催化裂化装置的0.2 Mt·a-1回炼油。原料油性质见表1。

表1 原料油性质table 1 Feed properties

从表1可以看出，原料油残炭值、硫含量、金属(Ni、V)含量和减渣比例低，氮含量相对较高。

1.2.2 热低分油

图5为渣油加氢装置热低压分离器(热低分)油硫含量的变化情况。

图5 渣油加氢装置热低分油硫含量的变化情况Figure 5 Changes of sulfur content in hot low-pressure separator oil

由图5可以看出，初期热低分油硫含量约0.10%，中后期硫含量逐渐增高，保持在0.1%～0.2%。

图6为渣油加氢装置热低分油残炭值的变化情况。由图6可以看出，热低分油的残炭值多数在2%～4%。

图6 渣油加氢装置热低分油残炭值变化情况Figure 6 Changes of carbon residue in hot low-pressure separator oil

图7为渣油加氢装置热低分油氮含量的变化情况。由图7可以看出，热低分油氮含量波动较大，多数在0.15%～0.30%。

图7 渣油加氢装置热低分油氮含量的变化情况Figure 7 Changes of nitrogen content in hot low-pressure separator oil

由图5～7可以看出，Ⅱ列热低分油硫含量、残炭值和氮含量明显低于Ⅰ列。渣油中的含氮化合物和残炭前驱物需要芳烃饱和后才能脱除，热低分油氮含量和残炭值越低，表明渣油脱氮率和加氢残炭转化率越高，催化剂加氢活性越好。

图8为渣油加氢装置热低分油金属(Ni+V)含量的变化情况。由图8可以看出，两列热低分油的金属(Ni+V)含量相当，热低分油金属含量大部分在10 μg·g-1以下。

图8 渣油加氢装置热低分油金属(Ni+V)含量的变化情况Figure 8 Changes of metal (Ni+V) content in hot low-pressure separator oil

图9为渣油加氢装置热低分油密度的变化情况。由图9可以看出，热低分油密度基本在(0.900～0.915) g·cm-3，Ⅱ列热低分油密度低于Ⅰ列。热低分油密度越低，氢含量越高，其作为催化裂化原料，经过反应后产品分布更好，轻质油(汽油+柴油)收率越高，油浆和焦炭产量越少，经济效益越好[7]。

图9 渣油加氢装置热低分油密度的变化情况Figure 9 Density changes of hot low-pressure separator oil

1.3 运行优化

1.3.1 三反温升低

前两个周期，三反温升在装置运行初期可以达到10 ℃，但到中后期，温升逐渐降低到约4 ℃。单个反应器温升过低，会导致反应器出口温度低，降低了后部串联反应器温度调节灵活度，有时为升高后部反应器温度，必须先提高前部反应器温度，从而导致催化剂活性的不合理利用。

为改善三反温升低的问题，Ⅱ列在第3周期优化了催化剂级配，三反催化剂级配方案变动情况见图10。从图10可以看出，催化剂种类从RDM-32和RDM-33C调整为RDM-202和RDM-203，RDM-203比例略有增加，催化剂专利商调整级配，增强了催化剂稳定性[8]。

图10 渣油加氢装置第2周期和第3周期三反催化剂级配对比Figure 10 Catalyst grade comparison of third-ractor in Run 2 and Run 3

图11为第2周期和第3周期的R103温升变化情况。由图11可以看出，第3周期温升的最高点与第2周期相比略有增加，但中期下降速度明显趋缓，末期仍有约7 ℃。较高的反应器温升可以减少反应加热炉负荷，同时可减少反应器入口冷氢的注入量，降低循环氢压缩机负荷，减少装置能耗。催化剂级配调整达到了预期效果。

图11 渣油加氢装置第2周期和第3周期三反温升对比Figure 11 Temperature rise comparison of third-ractor in Run 2 and Run 3

1.3.2 热高压分离器发泡

前3个周期运转初期反应生成油进入热高压分离器(热高分)后呈现“发泡”状态，造成液位波动，热高分气带重油进入冷高压分离器(冷高分)V105，造成冷高分油水乳化，冷高分油大量挟带酸性水进入冷低压分离器(冷低分)，酸性水进入冷低分后仍然无法分离，酸性水随冷低分油进入分馏系统，造成分馏系统超压运行和设备腐蚀。运转中期热高分发泡问题有所好转，热高分气偶尔带重油，运转后期相关现象完全消失。表2为原料和热低分油的组分性质。李海良等[9]认为渣油中沥青质和胶质含量高是导致热高分发泡的关键因素，由表2可以看出，装置原料的胶质和沥青质含量分别为18.8%和0.6%，热低分油的胶质和沥青质含量降低到12.1%和0.2%，皆处于较低水平，不是热高分发泡的直接影响因素。

表2 原料和热低分油的组分性质table 2 Composition of feed and hot low temperatureseparator oil

渣油属于胶体体系，其中胶质和芳香烃对稳定性起有利作用，有利于沥青质胶束在体系中的分散，而饱和烃和沥青质作用相反，会造成沥青质胶束的絮凝，引起相分离。渣油胶体体系稳定性可以通过胶体不稳定性指数CⅡ进行评价，当 CⅡ≥0.9 时，渣油体系不稳定存在[10]。从表2还可以看出，装置原料饱和烃含量高，芳香烃含量低，反应后，热低分油中饱和烃含量进一步增加，芳香烃含量降低，CⅡ达到1.62，渣油胶体体系稳定性变差，导致少量沥青质析出，热高分气挟带沥青质等重组分进入冷高分，造成冷高分油水分离困难。

渣油加氢装置热高分发泡问题可以通过调整操作得到缓解。运转初期，反应器温度低，热高压分离器发泡频繁。徐秋鹏[11]考察了反应温度对热高分发泡的影响，催化剂平均床层温度提高到370 ℃，热高分发泡问题得到改善。本装置初期反应温度低，当五反出口提高到370 ℃后，热高分气带重油现象减少。

为保证热高分内部有充足分离空间，第3周期将热高分液位控制在较低位置，40%～50%，但是液位过低可能导致热高分和热低分串压，造成安全事故。

原料掺渣量和进料量是影响热高分发泡的重要因素，减少掺渣量可以迅速缓解热高分的发泡问题。第三周期初期装置延长了掺渣时间，将掺渣时间从12 h延长到36 h，适当缓解了问题。通过装置操作调整，只能缓解热高分发泡现象，不能从根本上解决问题。

2 升级改造

第3周期结束后检修阶段对装置进行了扩能改造。改造前规模2.6 Mt·a-1，操作弹性50%～110%，改造后规模3.0 Mt·a-1，操作弹性50%～100%。改造后产品质量指标不变。

2.1 整体改造情况

根据中国石化石油化工科学研究院提供的改造基础数据，中石化广州(洛阳)工程公司对装置进行核算，对相关设备进行了调换。改造后循环氢压缩机入口压力下降了0.3 MPa，循环氢分子量略有增加，转速略有提高，在允许范围内，循环氢压缩机和新氢压缩机满足扩能要求，利旧处理。

原料油增压泵、加氢进料泵和柴油泵基本满足扩能要求，只更换了叶轮。分馏塔底泵不能满足扩能要求，对泵组进行了整体更换。

2.2 更换热高压分离器

第4周期装置扩能到3.0 Mt·a-1，会加剧热高分带油情况，因此在第3周期后检修阶段更换了热高分，具体热高分参数及操作条件见表3。由表3可以看出，新热高分压力容器等级未变，为Ⅲ类，最高设计压力为17.85 MPa。新热高分与旧热高分相比，切线高度增加了6.25%，直径有较大改变，扩大了23.08%，整体容积增加了67.18%。热高分增加体积后，增加了气液停留时间，从而增强了气液分离效果。

表3 新旧热高分参数及操作条件table 3 Parameters and operating conditions of old and new hot high-pressure separator

由表3还可以看出，第4周期装置进料量从(162.5～173.0) t·h-1提高到(181.0～191.5) t·h-1，运转初期热高分操作温度基本保持不变，热高分气带油现象基本消失，分馏系统能够正常运行。预计装置进入中、后期，热高分气带油现象也不会出现，通过更换热高分，彻底解决了热高分发泡问题。

3 结 论

(1) 渣油加氢装置运转了3个周期，运转时间均达到23个月，为催化裂化提供了优质原料。第3周期通过催化剂级配优化，解决了三反温升低的问题。

(2) 渣油加氢装置在第3周期后进行了扩能改造，通过更换热高压分离器，彻底解决了热高分气带油问题。