闻金海

渣油加氢装置单系列停工过程优化分析

闻金海

（中海油惠州石化有限公司，广东 惠州 516086）

固定床渣油加氢装置催化剂运行周期短，需要频繁停工更换催化剂，这就造成了停工周期与全厂停工周期不匹配的问题。各大炼厂往往通过双系列设置，单开单停的方式解决该问题。以某4.0 Mt·a-1渣油加氢装置为例经过双系列4个周期的运行，通过经验积累与总结，不断优化停工步骤，分析操作重难点问题，已形成一套相对安全、稳定、快速的单系列停工方案，有助于后续装置停工。

渣油加氢；单系列；停工；优化

渣油加氢装置以常减压渣油为主要原料，掺炼部分蜡油、催化循环油等相对较轻油品调和原料，加工原料性质差、反应过程高温高压。在催化剂运行周期中，催化剂活性衰退和反应器床层压差升高为制约催化剂寿命的关键因素[1]。固定床渣油加氢催化剂寿命明显短于其他轻质油加氢催化剂的寿命，在设计负荷状态下催化剂寿命普遍在15～20个月之间，往往跟全厂停工大检修时间不符[2]。在此情况下，渣油加氢装置采用双系列设置，能够实现两个系列的单开单停，对于全厂物料平衡及年处理量的提升发挥了重要作用。由于装置两个系列分别停工换剂，催化剂寿命较短，造成了装置停工频繁、停工难度大、安全风险增加，在此情况下优化装置单系列停工过程，使装置单系列安全而快速的停下显得尤为关键。

1 装置概况

1.1 装置设计

某4.0 Mt·a-1渣油加氢装置采用雪佛龙（简称CLG）的固定床渣油加氢工艺技术，其原料反应系统、热高分系统、热低分系统和循环氢系统采用双系列设置，冷低分系统和分馏系统两个系列共用。单系列设计进料量为238 t·h-1，水力学弹性范围60%～110%。选用炉前混氢的高压换热流程，原料油和混氢先混合再换热，最后进反应进料加热炉。这样设计具有传热系数高、换热器渣油侧不易结焦、节省换热面积的优点。本装置主要加工的原料为高硫原油减压塔下的减压渣油，滤后混合原料油质量指标如表1所示。

表1 滤后混合原料油质量指标

由表1可知，硫含量、金属含量、残碳值相对较高，并且装置的操作压力高、空速较低（0.18 h-1）、反应器规格大，为达到理想的反应深度应使循环氢浓度保持较高值，为此设计了循环氢脱硫系统和膜分离系统[3]，有效控制了循环氢中的氢纯度，保证了氢分压。

1.2 补充氢系统

补充氢部分采用氢气站的方式供氢，3台新氢机可以互为备用，反应压力16 MPa。对于双系列设置的加氢装置来讲采用氢气站的方式供氢，供氢灵活性大大提高，可根据装置耗氢量选择开1台新氢机还是2台新氢机，其余新氢机备用。当装置耗氢量不大时可1台新氢机正常运行，1台新氢机检修，另外1台新氢机备用，相对于1台新氢机专供一系列的设计，氢气站的优势不仅方便于不停工检修新氢机，还可以在新氢机故障停机时减轻对系统的影响，提高操作稳定性。

1.3 循环流程

精制渣油出装置空冷采用分段隔离流程，共有4台空冷，其中2台可与分馏塔底渣油隔离，空冷后设计长短循环线，这样单系列开停工循环以及事故状态下能独立操作，另一系列正常生产。停工循环流程为改通热低分油至空冷流程，热低分油停止向分馏进料，通过空冷后长循环线将热低分油引至原料油缓冲罐，具体流程示意见图1。当系统内进行蜡油或者柴油置换时还可以将空冷后流程改至另一系列原料油缓冲罐，掺炼置换油。如系统内油比较脏或者不满足掺炼条件时还可以改至低温重污油线，外甩系统内存油。

图1 停工循环流程

2 停工过程

自2017年装置首开以来，本套渣油加氢装置经过4个周期的运行，经过多次的停工已经对其停工过程进行了多次总结优化，形成了一套安全系数高、平稳快速的停工过程。装置从工艺停工到加盲板交出检修共需9天，停工降温降压曲线如图2。

图2 停工降温降压曲线

2.1 反应系统降温降量、切除减压渣油

反应系统降温降量时应遵循加氢装置先降温后降量的基本原则，由于降温降量及蜡油置换阶段产品还是走正常供料流程，应确保产品合格，降温速度不应过快。通过调节加热炉出口温度及冷氢阀开度以3～5 ℃·h-1的速度降低每个反应器的入口温度，进料量以10～15 t·h-1的速度降低进料量至 167 t·h-1（70%负荷），同时以10～20 t·h-1的速度降低渣油掺炼量。当进料量降至167 t·h-1后维持进料量不变，在继续减少渣油掺炼量的同时增加减压蜡油掺炼量直至渣油全部切除。由于原料反冲洗过滤器反冲洗油为精制渣油，在切除渣油进料后应对过滤器手动强制停运，防止渣油继续进入该列反应系统。与此同时对该系列相关管线及换热器管线进行置换，确保置换无死角。原料油升压泵、反应进料泵、贫胺液泵等相关备用泵改至正常生产一列。由于此时氢气消耗量减少，氢气站负荷降低，适时停1台新氢机。

2.2 装置蜡油工况降温降压，改循环

停工系列在切除减压渣油6 h小时后，每小时采热低分油样分析馏程，确认蜡油置换完成后将该系列改成原料-反应-低分-空冷-原料循环流程，如图1所示。在增大循环量的同时减少热低分油至分馏系统的量，直至热低分油全部循环至原料油罐。在改循环的过程中应缓慢进行，防止大量溶解氢在原料油罐内集中释放，造成安全阀起跳，分馏系统应及时调整，改循环后控好各塔罐液位。在降温及循环过程中关注相关换热器的换热，注重热源调整，由于原料部分取热变少，精制渣油与原料换热后温度升高，如若不及时调整会使精制渣油汽包产气量变大压力超高，甚至会导致安全阀起跳。由于此时停工系列反应部分的油停止向分馏输送，根据分馏塔底泵的负荷，适时停运1台分馏塔底泵。

2.3 反应系统降压至6.0 MPa，300 ℃恒温脱氢

装置改蜡油循环后，继续以5～10 ℃·h-1的速度降低各反应器床层温度至300 ℃，以1.5 MPa·h-1的速度将系统压力降至6.0 MPa。随着反应温度降低，热高分温度也会同步降低，热高分气后的汽包产气量会随之降低，当产气量较少时适时将汽包蒸汽改放空。全关循环氢脱硫塔旁路阀，让全部循环氢通过脱硫塔，保持该系列胺液脱硫系统正常运转使系统内的硫化氢浓度尽量低。系统压力降至6.0 MPa后，控制反应温度稳定在300 ℃进行24 h恒温解氢操作。为防止氢脆的发生，停工期间通常进行24～48 h的恒温解氢，这样可以使氢彻底地释放出来，当反应器器壁继续降温时，氢浓度可以达到安全氢值以下，防止发生氢脆，影响钢材的机械性能[4]。

2.4 反应系统降温至250 ℃，恒温解氢，引柴油置换系统

300 ℃恒温解氢完成后，以5～10 ℃·h-1的速度将反应温度降至250 ℃进行24 h恒温解氢。引入开工柴油的第9、12、15个小时，在热低分油采样器处采样分析油品黏度，小于12 mm2·s-1（50 ℃）则柴油置换合格，柴油置换量如表2所示。

表2 柴油置换量

2.5 反应系统继续降温，注成膜剂

固定床渣油加氢催化剂普遍不进行再生处理，在停工时采用注成膜剂的方法进行不动态化处理，在170 ℃下，成膜剂在催化剂表面形成保护膜，隔绝空气与催化剂的接触，防止催化剂卸剂时自燃。反应系统250 ℃恒温脱氢及柴油置换结束后以5～10 ℃·h-1的速度向220 ℃降温，根据循环空冷出口温度逐步将反应进料提高到220 t·h-1，停高低压注水。确认反应温度降至220 ℃以下后开始在滤后原料油罐出口注入成膜剂。降温的过程中应注意防止羰基镍的生成，羰基镍的生成与温度、CO浓度以及反应压力有关，温度越低越易生成羰基镍[5]。采样分析循环氢中CO含量，确保反应温度降至205 ℃前CO含量小于10×10-6。CO含量合格后以3～5 ℃·h-1的速度降低反应温度，反应温度降至170 ℃前保证柴油循环12 h以上，对催化剂进行不动态化处理，根据循环油的黏度、闪点、倾点等指标的分析结果确认成膜操作结束。

2.6 反应床层降温至130 ℃后停进料泵，继续降温降压

催化剂170 ℃成膜结束后停反应加热炉，继续以最快的速度降低反应温度，当反应温度降至130 ℃时停反应进料泵，如温度降至太低再停进料泵会导致反应器退油不彻底，催化剂表面附着的油品过多，温度太高可能会影响成膜剂成膜效果。

停反应进料泵前将循环油改去低温重污油外送，各罐内液位降至适当区间后停反应进料泵。随着反应系统存油的排出降低反应压力，在热高分和反应器壁温度达到93 ℃前将反应系统压力降至4.0 MPa左右。提高循环机转速，开大冷氢阀，以最大的速度将该系列反应温度降至50 ℃以下。

2.7 系统排油、氮气置换、隔离

停反应进料泵后首先可先进行原料系统的排油，原料系统排油采用接临时氮气方式排至污油罐并进行隔离。反应部分的排油通过循环机的循环带油，将反应部分的存油全部赶至热高分中，再通过热低分及空冷外送至低温重污油。

当反应床层最高点温度降到50 ℃以下、器壁最高温度降至75℃以下后停循环氢压缩机，进行反应系统氮气置换，反应系统排液、隔离。从第三次氮气置换开始，每次置换泄压到0.2 MPa后在最后一台反应器出口及循环氢压缩机入口分液罐顶采样分析气体组成，直到连续两次分析结果显示气体中“烃+氢”体积分数小于0.5%后停止置换，将反应系统泄至微正压，准备进行卸剂作业。

3 停工过程中的优化措施

3.1 保持循环氢纯度

随着反应系统的降温降量，氢气的消耗会随之减少，再加上裂化反应的程度变低轻组分变少，循环氢中轻烃物质减少，循环氢纯度会明显提高，这时要控制循环氢中的氢气纯度。如果在停工的过程中循环氢纯度太高会导致循环氢压缩机入口流量表表显流量变小，在第二个运行周期中由于没有保持循环氢浓度导致反飞动阀过早打开，循环氢直接通过高压空冷返回到循环机入口，造成炉前混氢流量减少，反应炉出入口温度波动、床层温度波动、高分液位波动等。

当第三个运行周期结束停工时注意了循环氢纯度的保持，操作波动较大的问题得到解决。如反飞动阀突然打开较大，会使炉前混氢流量大幅度减少，有触发混氢流量低低联锁的风险。炉前混氢流量的减少、高压空冷后循环氢流量的加大会对热高分、冷高分液位控制产生影响，对系统的液位控制带来困难。循环氢纯度的控制一般是通过调整排废氢量来调整，由于装置内设置了膜分离系统使排放的废氢得到了回收利用。开始降温降量后就应通过减少向膜分离系统排废氢的方式来控制循环氢纯度，在此过程中关注补充氢阀开度。随着降量、降温以及原料性质的变轻，补充氢量将会逐渐变小，补充氢阀会逐渐关小。

3.2 反应系统压力控制

降低系统压力的过程可分为2个阶段，一是 16 MPa降至10 MPa期间，这个阶段的降低压力主要是通过关小补充氢阀来控制，使系统内耗氢量大于补充氢量，压力自然下降。在降低系统压力的过程中如若补充氢量较小，补充氢阀开度较小，系统与氢气站压差较大应将该系列的PV阀切换到HV阀来控制，有利于小补充量、大压差下的流量调节。二是10 MPa以下的这个阶段，系统内耗氢比较少，单纯降低补充氢量已不能满足压力的下降需求，一般都是通过排放火炬的方式来降低系统压力，但这样不利于氢气回收，资源浪费。该过程优化措施是通过循环氢聚结器底排向冷低分的方式进行降压，通过冷低分的回收氢气进而实现资源的节约与效益的提高。目前膜分离入口压力控制在10 MPa，当系统压力降至与膜分离入口压力接近后关闭停工系列去膜分离排废氢控制阀流程。

3.3 柴油置换蜡油优化措施

250 ℃恒温脱氢结束后，柴油置换系统内蜡油阶段，由于系统较大，置换时间较长，如若将置换油全部外甩污油则会产生较多置换污油，油中的溶解气体含有大量氢气和硫化氢，直接排放容易导致污油罐产生危险。在此过程中优化置换油的去向，在柴油置换开始之后通过精制渣油空冷后长循环线掺炼至另一系列正常生产，同时减少停工系列的循环量与另一系列的蜡油新鲜进料，保持液位稳定。置换油掺炼至另一系列时由于掺炼油性质较轻，应及时调整分馏部分的侧线抽出，关注反应温度。在此条件下，正产生产系列的蜡油消耗量会降低，蜡油泵的运行情况可能会受到影响，应及时关注泵的运行情况，及时开返罐线，防止憋泵损坏设备。

柴油由于其渗透性好的特性，再加上温度的变化，在进柴油后应关注相关法兰的密封情况，停工前就将易漏部位保温拆除，易于观察是否有渗漏，并方便提前进行法兰紧固。法兰在温度变化阶段进行紧固有效减少了柴油的渗漏。柴油的初馏点大概在180 ℃，停工系列引入柴油置换系统后应控制滤后原料油缓冲罐入口温度不高于180 ℃，防止反应进料泵的抽空。

3.4 循环氢脱硫系统

循环氢脱硫系统应尽量晚停，最大程度地吸收系统内的硫化氢，循环氢中硫化氢含量的降低有利于系统内硫化氢的释放。脱硫系统吸收较多硫化氢在后续的氮气置换阶段，更容易使系统内硫化氢置换合格，缩短置换时间，还会降低停工换剂过程中催化剂中硫化氢的释放量。在停用循环氢脱硫系统前采样分析循环氢中硫化氢含量，确保循环氢中硫化氢含量低于10×10-6，经过几次的停工摸索，控制在这个量较为合适。

3.5 反应器卸剂

加氢催化剂经过1个周期的反应，催化剂内吸附了有较多含量的金属硫化物，其中以FeS为代表的金属硫化物极易产生危险。FeS具有遇空气会发热自然的特性[6]，并在此过程中释放出对人身体有害的物质，再加上反应器内会释放出轻烃、氢气、硫化氢等易燃易爆、有毒有害的气体，故采取充氮气保护的无氧作业方式[7]，卸剂人员采用空气呼吸设备进入反应器内作业。停工过程中加注成膜剂有效防止了催化剂的自燃。采用无氧作业方式时氮气置换效果尤为关键，为保证卸剂作业的安全，采取氮气不间断供应的方法，保证氧气含量小于0.5%，并在卸剂过程中监控反应器内温度，如温度上涨较快应停止卸剂。在卸剂现场配备足够量的干冰，在遇到反应器内温度升高或者催化剂卸出的过程中发生自燃应及时加入足量的干冰进行降温或灭火。停工期间由于未进行热氢气提，反应器内会产生一些存油，卸剂前与卸剂过程中在反应器底部及底部弯头处产生的存油应及时排出。

4 结 论

通过对停工过程以及对重点操作控制的优化，单系列停工过程更加合理，在操作中更加规范准确，使停工更加经济、环保、安全。具体停工中如气温较低则反应床层及器壁降温时间会减少，整体停工时间将进一步缩短，大约9天左右即可完成停工隔离工作，为缩短整体停工换剂检修时长争取了时间。

［1］周建华. 固定床渣油加氢装置长周期运行优化措施及方案[J]. 炼油技术与工程，2021，51（12）：1-6.

［2］刘荣. 两系列单停单开渣油加氢开停工技术的优化[J]. 石油化工技术与经济，2020（6）：29-38.

［3］陈伟军.膜分离技术在渣油加氢装置中的应用[J].石油化工，2021，50（10）：1090-1094.

［4］肖培涛. 加氢裂化装置设备腐蚀分析与防护[J]. 黑龙江科技信息，2009（31）：18.

［5］孙晓明，李永超，文兆安，等. 羰基镍的形成原因分析及预防措施[J]. 齐鲁石油化工，2015，43（1）：48-50.

［6］詹建蒂，高建村，刘思思，等. 活性硫化亚铁自燃机理及事故防治研究进展[J]. 工业安全与环保，2021，47（9）：11-15.

［7］顾福彪.渣油加氢反应器停工卸剂作业风险分析及安全措施[J].科学管理，2021（17）：62-63.

Optimization Analysis of Single Series Shutdown Process of Residue Hydrogenation Unit

（CNOOC Huizhou Petrochemical Co., Ltd., Huizhou Guangdong 516086, China）

The catalyst running period of fixed bed residue hydrogenation unit is short, and it needs frequent shutdown to replace the catalyst, which causes the problem that the shutdown period does not match the shutdown period of the whole plant. Major refineries often solve this problem by double series setting and single billing and stopping. Taking a 4.0 Mt·a-1residuum hydrogenation unit as an example, after two series of four cycles of operation, through the accumulation and summary of experience, the shutdown steps were continuously optimized, and the important and difficult problems in operation were analyzed. A set of relatively safe, stable and fast single series shutdown scheme has been formed, which is helpful to the subsequent shutdown of the unit.

Residue hydrogenation; Single series; Shutdown; Optimization

2022-04-07

闻金海（1996-），男，吉林省长春市人，2019年毕业于广东石油化工学院化学工程与工艺专业，研究方向：石油化工。

TE624.4+31

A

1004-0935（2023）01-0056-05