万吨蜡油加氢裂化装置开工技术总结汇报.ppt

《万吨蜡油加氢裂化装置开工技术总结汇报.ppt》由会员分享，可在线阅读，更多相关《万吨蜡油加氢裂化装置开工技术总结汇报.ppt（51页珍藏版）》请在三一文库上搜索。

1、400万吨/年蜡油加氢裂化装置 开工技术总结汇报,XX炼油公司,主 要 内 容,主 要 内 容,XX炼油项目概况,XX炼油项目： CNOOC投资建设的第一座特大型炼厂 设计100%加工海洋低硫高含酸环烷基重质原油 加工规模为1200万吨/年 常减压蒸馏、加氢裂化、延迟焦化、连续重整与PX等16套主要生产装置 配套原油和成品油码头、储罐及公用工程设施等 主要产品为汽油、航煤、柴油、苯、对二甲苯、液化气、丙烯15大类1150多万吨石化产品,XX炼油项目概况,总体目标： “差异化、清洁化、信息化和高价值”的炼油厂 最主要特点 燃料-化工型特大型炼厂 主要装置采用单系列配置 技术先进，16套主生产装置

2、，11套专利其中8套主装置引进国外工艺包,XX炼油项目概况,建设目标：具有国际竞争力的精品炼厂,原料差异、规模差异和产品差异,具体目标 : 三化一高,生产过程清洁化：低排放（污水零排放，废气排放达环境空气二级标准） 低消耗 生产产品清洁化：所产油品质量全部达到欧、欧标准,一个平台：企业综合信息平台 两个网络：DCS控制网、生产信息管理网 “1-2-3” 三个层面：PCS、MES、ERP,产品附加值高,差异化,清洁化,高价值,信息化,XX炼油项目历程,2001年04月 开始预可研 2002年04月 开始可行性研究 2004年08月 可研报告得到国家批复 2004年11月 总公司成立炼油项目 领导

3、小组及管理项目组 2005年03月 完成总体设计 2005年08月 基础设计开始 2005年11月 总公司批准总体设计 2005年12月 开工奠基,2006年10月 全厂基础设计及审查完成 2006年11月 详细设计开工 2006年11月 地管工程施工启动 2006年12月 总公司批准基础设计 2007年03月 基础施工 2007年09月 土建交安 2009年03月 工程安装，竣工中交 2009年04月 开工投产,400万吨/年蜡油加氢裂化装置,400万吨/年蜡油加氢裂化装置概况,处理能力400104 MTA 国内首套引进SHELL工艺包 Criterion Catalysts & Techn

4、ologies 的催化剂 装置设计原料为减二线蜡油、减三线蜡油和焦化蜡油的混合原料（混合比例为49.08：30.92：20） 主要生产轻、重石脑油、航煤、柴油和加氢尾油产品,蜡油加氢裂化装置技术特点,针对原料油酸值高、金属含量高的特点，专利商配置了级配保护催化剂。在选择管线材料和工艺条件上，尽量减少腐蚀，保证装置长周期运行。 针对氮含量高的特点，选用加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂串联配置，精制催化剂和裂化催化剂设置在同一反应器中 。 为了减少设备大型化所带来的技术和经济风险，反应器系统设置两个系列，大大地降低了反应器、高压换热器大型化带来的风险。 反应部分采用炉后混油方案，反应产物分离流程采用

5、热高分流程，并且设置液力透平，回收冷高分油的能量。 针对尾油产品收率低的特点，专利商采用了一次通过流程，装置的单程转化率达到88%。 分馏部分采用双塔汽提流程，设置分馏塔进料加热炉。吸收稳定部分为吸收脱吸，采用单塔流程，以混合石脑油作为吸收剂。,蜡油加氢裂化装置开工总结,装 置 开 工,催化剂装填 干燥 催化剂装填 催化剂干燥 催化剂预硫化 切换原料 催化剂预湿 催化剂预硫化 切换原料 装置初期运行状况 原料情况和主要操作参数 开工期间物料平衡 产品质量情况 小 结,催化剂装填 干燥,本装置反应器分成相同的两系列（R101A/B），每个反应器均设六个床层。反应器内装三种类型的催化剂，分别为：加

6、氢保护催化剂、精制催化剂、裂化催化剂。 加氢裂化反应器切线高度38.27米、内径4.4米，催化剂装填量708840kg，预计装填时间10天，而实际装填时间只用了不到9天时间。 此次催化剂装填，所有到货催化剂全部按计划装填完毕，实际装填数据与原定催化剂装填方案基本吻合。,催化剂装填 干燥,催 化 剂 干 燥,干燥介质：氮气 氮气纯度为99.6，氧含量为0.03，氢加烃含量小于0.01。 干燥时系统压力：4.0MPa,催 化 剂 干 燥,干燥过程： 催化剂于150干燥脱水4h，然后升温至180 恒温16小时，但高分未见有水脱出，因此又升温至200，仍未见有水脱出。,催化剂预硫化 切换原料,本装置催

7、化剂采用湿法硫化方案，以二甲基二硫醚(DMDS)为硫化剂，硫化终温为350。以直馏柴油作为硫化油，在硫化过程中逐步切换减压蜡油。 催化剂预湿条件： 系统压力：4.66MPa 反应器入口温度：120130 循环机转速：6000rpm 开工柴油量：100t/h每列 循环氢流量：238279.8NM3/h,催 化 剂 预 湿,催化剂预湿温升除第一床层外都要比预期要大，最大温升接近100。 但催化剂床层温度远没有超过预湿最高温度240的限制条件，因此，对催化剂的活性没有任何负面影响。 催化剂床层出现较大温升与预湿量较大有关，同时与催化剂的完全干燥也有关系。 从图中可以看出，预湿过程中催化剂同一床层径向

8、热电偶温度均一，没有明显热点存在，因此表明催化剂分布均匀、装填效果较好。,开工柴油穿过催化剂床层，历时2小时48分。预湿完成后，42设计负荷运行4h后提进料至400t/h，开始全量循环预湿2h。,催化剂预硫化 切换原料,催化剂预硫化工艺条件： 反应器入口温度：175 反应器进料量：250t/h （两列） 系统压力：5.0MPa 循环机转速：7000rpm 循环氢流量：508260.8Nm3/h,催化剂预硫化 切换原料,反应器温度至175（不允许超过200），系统压力5.05.5MPa，开始注硫。 起始注入量为17001800kg/h。以15/h速度升温至220恒温。增加DMDS注入量至3500

9、kg/h。 13小时23分后H2S穿透催化剂床层，同时降低DMDS注入量至10001200kg/h，硫化过程中保证H2S浓度大于5000ppm。通过计量硫化氢穿透床层前大约注硫35t。,具体硫化过程：,催化剂预硫化 切换原料,DMDS注入量与循环氢中H2S浓度关系曲线,催化剂预硫化 切换原料,硫化氢穿透床层12小时后，分三步缓慢切换直馏VGO，同时外甩开工柴油，中间间隔为1小时。切换VGO与反应部分缓慢升温、升压同时进行，在升温至240之前实现全部切换。催化剂床层温度达到280之前启动注水泵开始注水。 通过精细测量和计算发现在180280预硫化的过程中生成水量为36t，而催化剂预硫化理论生成水

10、量为52t，因此初步推算180280期间催化剂硫化完成了近70。 接下来以10/h的速度升温至300，温度稳定后以不大于5/h速度增加反应器温度至350。 350恒温4小时后，催化剂预硫化完成，共历时65小时。,催化剂预硫化 切换原料,在从300向350升温的过程中，随着注水的进行，将会发生氮化物的快速脱附和转化反应，使裂化催化剂（Z3723）活性快速恢复。因此，操作上对此过程给予了高度关注。通过密切关注反应器床层温度，控制升温速度（5/h）及时控制加热炉出口温度和反应原料油的换热温度，使得催化剂床层升温过程中没有发生飞温现象。 升温过程中，1至6床层的温升分别为：12、10、8、4、5、6，

11、表明从300向350升温的过程中，催化剂床层温度得到了很好控制。,注意事项,催化剂预硫化 切换原料,催化剂设计注硫量：93t，实际注硫量：101.85t，其中，绝大部分是由催化剂完成硫化态反应所消耗，另一部分则由下列几部分损耗构成，它们分别为：废氢排放带走H2S；系统预硫化结束后在高压系统以H2S形式存在而滞留在系统中的硫；系统泄漏损耗；高分含硫污水排放带走溶解的硫以及其他损失。催化剂的上硫量占总硫的94.5%。,装置初期运行状况,经过初期调整，4月23日13时30分所有产品合格（从预湿到产品合格共用时4天22小时）。主要操作参数如下： 反应器进料：250t/h (5060%设计负荷) 系统压

12、力：13.53MPa 循环氢量：613918Nm3/h 催化剂床层平均温度：364 2009年4月28日19:30分切换减三线蜡油35t/h，装置处理量为310t/h（65设计负荷），催化剂床层平均温度升至381，后续逐渐调整CGO的掺炼比例。,原料性质,517.2,535.4,533.5,478.8,终馏点 ,486.4,475.2,522,454.6,95% ,455.4,467.2,507.6,430.2,90% ,434,456.8,488.3,416.4,80% ,477,70% ,408.8,441.2,466.9,388.2,60% ,401.8,433.4,459.2,376.

13、2,50% ,394.2,425,453.8,367.4,40% ,445.2,30% ,375.6,400.4,437.6,348.4,20% ,357.4,377.6,422.7,329.2,10% ,344,354.8,403.7,323.2,5% ,CO+CO2 30 ml/m3,278.6,293,294.3,268.8,初馏点 ,77.21,粘度 mm2/s,1320,5640,氮含量 ppm,0.20,0.417,硫含量 %(m/m),0.14,0.16,0.21,0.03,残炭 %(m/m),纯度98.92%,917,953.2,937.3,916.7,密度 kg/m3,氢气,

14、混合原料,焦化蜡油,减三线,减二线,开工期间的产品收率,氢耗较高，主要是因为硫化氢汽提塔引入汽提氢的原因,产品质量（重石）,产品质量（航煤）,产品质量（柴油）,产品质量（尾油）,开 工 小 结,（1）从预硫化开始，一周时间内装置处理量超过60负荷，达到中等转化率，并生产出合格产品。 （2）催化剂预硫化和切换原料油的过程中，操作控制平稳，没有因反应注水使氮化物在催化剂上快速脱附、裂化催化剂活性恢复发生急剧裂化反应而使催化剂床层超温。 （3）在整个开工期间，催化剂各床层径向温差较小，说明本次催化剂的装填效果较好。 综上所述，中海炼化XX炼油公司400104MTA蜡油加氢裂化装置开工取得了一次性投产

15、成功，在较短的时间内生产出了优质的重整料、航煤、柴油和加氢尾油等产品。,蜡油加氢裂化装置标标定,蜡油加氢裂化装置标定,1 标定概况 标定方法 标定原料 标定操作条件 2 标定结果 标定期间产品质量 物料平衡与氢耗 催化剂性能 标定能耗 加热炉热效率 3 结 论,标 定 方 法,标定时间： 本次标定时间共计36小时，从2009年9月8日8:00至9日20:00。 标定规模： 按400万吨/年（年开工时间为8400小时）加工能力标定，以发现装置的 “瓶颈”。,标 定 原 料,标定期间实际掺炼比例为： 减二线：减三线：焦蜡49.2%:30.7%:20.1% 与设计掺炼比例吻合。 常减压装置设计加工原

16、料为蓬莱原油，由于当时常减压装置加工原料种类较多，装置无法按照设计原料进行标定，本次标定常减压装置加工原料为蓬莱：达里亚：罕戈55：35：10的混合原料。,标 定 原 料,标 定 原 料,与设计原料相比，标定原料大部分性质指标要优于限定值。主要表现在： 标定原料密度和馏程低于设计原料，标定原料较轻。 标定原料的凝点高于设计原料。 原料的残炭、酸值、氮含量和碱性氮含量都略低于设计值；硫含量略高于设计值。 原料的胶质、沥青质含量高于设计指标。,标 定 原 料（H2),标 定 操 作 条 件,标 定 结 果,标定期间产品质量 物料平衡与氢耗 催化剂性能 标定能耗 加热炉热效率,标定期间产品质量,标定

17、期间产品质量,从产品性质对比来看： 轻石脑油环烷烃含量较高，设计PNA值95/4/1，标定PNA值87.82/12.09/0，从而使得轻石脑油辛烷值为79，比设计高13。 重石脑油硫氮含量都低于设计指标，环烷烃含量高于设计指标（设计PNA值37/53/10，标定PNA值41.12/55.68/3.2），是很好的重整原料。 航煤硫含量35/16ppm，高于设计指标，其他指标都优于设计指标。 柴油标定指标都优于设计值。 尾油的BMCI值13.01，高过性能保证值3.01。,物料平衡与氢耗,物料平衡与氢耗,与设计相比： 反应的总氢耗与设计氢耗基本吻合，设计氢耗为3.09%，标定氢耗为3.07%。 标

18、定低分气、干气和LPG的收率比设计收率低2.27%； 轻石脑油收率比设计收率高3.23%；重石脑油收率比性能保证值高2.29。 航煤收率比性能保证值高3.91。 柴油收率比设计收率低1.81。 尾油收率比性能保证值低0.57。,催 化 剂 性 能,通过产品的收率可以看出催化剂的性能较好，具有较高的中间馏份油收率，而尾油、轻质油和气相收率比设计值低。 通过产品质量的对比可以看出，轻重石脑油、航煤和柴油中都不含有烯烃，而且轻重石脑油中的总芳含量也低于设计值，说明该批催化剂有较强的烯 烃、芳烃饱和能力。但尾油的BMCI值13.01高于10的性能保证指标。 床层总压降为0.4743（0.4626）MP

19、a，说明催化剂装填及装置开工过程中控 制较好，催化剂强度能满足工艺要求。 总体来看106单元的催化剂性能较好，达到了装置生产的各项要求。,标 定 能 耗,标 定 能 耗,从上表可以看出装置的标定能耗（26.05 kgEO/t）远低于设计能耗36.79 kgEO/t。 装置的主要能耗集中在燃料气、高压蒸汽、电的消耗上面。从能耗分析数据可以看出装置的燃料气消耗、高压蒸汽消耗和电耗都要比设计值偏小，尤其是燃料气消耗。这主要是因为目前处理原料性质较好，反应器入口温度设计值为390，而标定期间入口温度只有359.1，这是燃料气消耗减少的主要原因。另外装置的循环氢量设计值是75万Nm3，而标定期间的实际循环量只有61万Nm3，这是高压蒸汽消耗降低的主要原因。,加热炉热效率,结 论,装置处理量达到400万吨/年（年开工时数为8400小时），大机组、反应器、换热器及塔器表现良好，产品质量合格，没有限制装置满负荷生产的瓶颈问题； 加氢精制催化剂、裂化催化剂、保护催化剂、脱金属催化剂等使用效果好； 所有塔器分离效果较好，满足设计水力学条件; 所有机泵在400万吨/年工况时电流均未超额定电流值，所有调节阀均能够起到较好的调节作用。,不妥之处，欢迎指正 谢谢大家！,