噴氣燃料加氫裝置開工和運(yùn)行問題分析及解決措施

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(中國石油工程建設(shè)公司吉林設(shè)計分公司，吉林 吉林 132022)

某石化公司250 kt/a噴氣燃料加氫精制裝置于2014年4月建成投產(chǎn)。該裝置采用某公司開發(fā)的噴氣燃料臨氫脫硫醇RHSS技術(shù)及專用催化劑RSS-2，以煉油廠常減壓裝置的常一線餾分油為原料,生產(chǎn)滿足GB 6537—2006《3號噴氣燃料》標(biāo)準(zhǔn)要求的噴氣燃料。

該裝置設(shè)計規(guī)模為250 kt/a，設(shè)計操作彈性為60%～110%。裝置主要由反應(yīng)(包括循環(huán)氫壓縮機(jī))、分餾和公用工程部分組成，設(shè)計年開工時數(shù)為8 400 h，運(yùn)轉(zhuǎn)周期按“三年一修”考慮。

1 裝置主要生產(chǎn)問題及分析

反應(yīng)部分工藝流程見圖1。

圖1 反應(yīng)部分工藝流程示意

該裝置實施兩個階段的改造，第一階段主要對加氫進(jìn)料換熱器及反應(yīng)進(jìn)料加熱爐進(jìn)行改造，第二階段主要對加氫進(jìn)料換熱器及反應(yīng)產(chǎn)物空冷器入口增設(shè)注水設(shè)施。

第一階段，裝置在開工硫化及正常操作過程中顯示出加氫進(jìn)料換熱器殼程換熱終溫低、反應(yīng)進(jìn)料加熱爐升溫速度慢及提負(fù)荷困難等問題。裝置只能維持24 t/h的進(jìn)料量，為正常生產(chǎn)負(fù)荷的80%。

1.1 加氫進(jìn)料換熱器換熱終溫低

原設(shè)計的3臺DN700加氫進(jìn)料換熱器為雙殼程換熱器，殼程冷物流為加氫進(jìn)料，管程熱物流為反應(yīng)產(chǎn)物，3臺加氫進(jìn)料換熱器串聯(lián)，總面積為540 m2，折流板切口47%，折流板間距400 mm。殼程出口設(shè)計換熱終溫為220 ℃(初期)，而實際運(yùn)行數(shù)據(jù)為：進(jìn)料量20 t/h時，換熱終溫為209 ℃；進(jìn)料量24 t/h時，換熱終溫為204 ℃。經(jīng)HTRI7.0軟件模擬計算，不同折流板切口對傳熱系數(shù)的影響對比見表1。

表1 折流板切口對傳熱系數(shù)的影響

注：進(jìn)料溫度25 ℃是考慮冬季工況。

從表1可以看出，當(dāng)折流板切口由47%改為25%，折流板間距由400 mm改為250 mm時，總傳熱系數(shù)及面積裕量均提高了10%左右，但總面積仍然不足。

按照控制室DCS顯示數(shù)據(jù)列表計算其傳熱系數(shù)見表2。由表2可以看出,換熱器的實際傳熱系數(shù)只有設(shè)計值的55%左右，初步推斷是殼程隔板的密封泄漏造成殼程介質(zhì)返混或者是換熱器局部堵塞造成的。

表2 加氫進(jìn)料換熱器傳熱系數(shù)標(biāo)定數(shù)據(jù)

注：傳熱系數(shù)打折率=總傳熱系數(shù)標(biāo)定值/設(shè)計傳熱系數(shù)。

1.2 反應(yīng)進(jìn)料加熱爐升溫速度慢

原設(shè)計反應(yīng)進(jìn)料加熱爐和分餾塔底重沸爐為二合一輻射-對流型立式圓筒爐。反應(yīng)進(jìn)料加熱爐原設(shè)計溫差為20 ℃(初期為220 ℃升溫到240 ℃，末期為260 ℃升溫到280 ℃)，開工硫化時反應(yīng)進(jìn)料加熱爐升溫速度慢，爐膛溫度一直升至720 ℃左右，爐膛設(shè)計溫度660 ℃。分析認(rèn)為主要是加熱爐一直處于超設(shè)計溫度狀態(tài)，致使加熱爐超負(fù)荷運(yùn)行。

經(jīng)核算：當(dāng)溫差不小于35 ℃時，加熱爐的處理量在初期只能達(dá)到24 t/h。當(dāng)溫差不大于20 ℃時，開工初期和生產(chǎn)中期加熱爐完全可以正常操作，末期輻射室的煙氣溫度較高(740～760 ℃)，輻射室負(fù)壓較低，不利于加熱爐的安全操作，主要原因是由于反應(yīng)進(jìn)料加熱爐到分餾塔底重沸爐對流室的煙道截面積較小造成的。

針對上述問題，第一階段提出對加氫進(jìn)料換熱器及反應(yīng)進(jìn)料加熱爐進(jìn)行改造。

1.3 加氫進(jìn)料換熱器銨鹽結(jié)晶堵塞

第二階段問題是在第一階段改造完成并運(yùn)行1 a以后，再次出現(xiàn)加氫進(jìn)料換熱器殼程換熱終溫不斷降低、加熱爐熱負(fù)荷不斷增大的情況，反應(yīng)器出口至加氫產(chǎn)物分離罐之間壓力降(設(shè)計初期為0.25 MPa,末期0.35 MPa)達(dá)到0.73 MPa，反應(yīng)器壓力2.24 MPa，加氫產(chǎn)物分離罐壓力1.51 MPa，但反應(yīng)器本體壓力差不大(23.27 kPa)，且換熱器殼程終溫由220 ℃逐漸降至210 ℃并最終降至 202 ℃，經(jīng)分析判定換熱器管程堵塞。

停車檢查，4臺串聯(lián)的加氫進(jìn)料換熱器(反應(yīng)產(chǎn)物依次經(jīng)過 ABCD)管程均發(fā)現(xiàn)堵塞物，換熱器堵塞情況見圖2。由圖2可以看出,中間2臺(BC)堵塞最嚴(yán)重且疏通的難度最大，堵塞物為溶于水的白色晶體，經(jīng)分析加氫產(chǎn)物分離罐水包中的酸性水氨氮質(zhì)量濃度為4 570 mg/L，充分說明硫氫化銨(NH4HS)和氯化銨(NH4Cl)結(jié)晶是堵塞的主要原因。

NH4HS結(jié)晶溫度150 ℃左右，NH4Cl結(jié)晶溫度180 ℃以上[1]。換熱器C/D堵塞物應(yīng)為NH4HS結(jié)晶。換熱器A/B堵塞物有兩種:一是NH4Cl結(jié)晶;二是由于換熱器C/D堵塞后，導(dǎo)致?lián)Q熱器A/B的溫度降低，造成NH4HS結(jié)晶在此析出。

2 解決措施

2.1 改造反應(yīng)進(jìn)料加熱爐

將原二合一結(jié)構(gòu)形式的加熱爐改造為2臺獨(dú)立的加熱爐：反應(yīng)進(jìn)料加熱爐由純輻射圓筒爐改造為輻射-對流型圓筒爐，即在原輻射爐頂新增對流室、空氣預(yù)熱器及煙囪等；分餾塔底重沸爐可以滿足裝置生產(chǎn)的需求，利用原來的煙囪，不需要改造。

新增對流排管:輻射排管全部利舊，并新增4根輻射爐管，爐管材質(zhì)為TP321H。改造后工藝介質(zhì)從對流室頂部進(jìn)入加熱爐，經(jīng)對流-輻射加熱后出爐。新增對流爐管為2管程，共12排，每排5根，合計60根。其中最下面兩排為遮蔽光管，其余均為翅片管。輻射爐管為1管程，原輻射24根規(guī)格為φ127 mm×8 mm×5 000 mm爐管全部利舊，并利用輻射室現(xiàn)有空間，分別在輻射進(jìn)出口位置共新增4根規(guī)格為φ127 mm×8 mm×5 000 mm，材質(zhì)為TP321H的爐管。

圖2 換熱器堵塞情況

反應(yīng)進(jìn)料加熱爐運(yùn)行初期和末期的負(fù)荷變化較大，加熱爐熱負(fù)荷設(shè)計余量考慮了加氫進(jìn)料換熱器組總體熱負(fù)荷的20%，當(dāng)加氫進(jìn)料換熱器殼程終溫達(dá)不到設(shè)計值時，通過加熱爐確保加氫進(jìn)料加熱到反應(yīng)所需溫度。

2.2 加氫進(jìn)料換熱器改造

更換原3臺換熱器的管束，將折流板切口由47%改為25%，折流板間距由400 mm改為250 mm，同時增加1臺同規(guī)格的換熱器，4臺同規(guī)格的換熱器串聯(lián)后的模擬計算結(jié)果見表3。

表3 加氫進(jìn)料換熱器模擬計算結(jié)果

從表3可以看出，換熱器改造后達(dá)到了預(yù)期效果，幾個主要指標(biāo)達(dá)到要求即傳熱系數(shù)達(dá)到了設(shè)計值，能夠滿足滿負(fù)荷250 kt/a的進(jìn)料工況，面積富裕量基本符合要求。

2.3 增設(shè)注水設(shè)施

注水是抑制換熱器銨鹽結(jié)晶堵塞的有效措施[2-3]。國內(nèi)大部分噴氣燃料加氫裝置設(shè)有注水點(diǎn)和注水設(shè)施，通常根據(jù)壓力降上升情況間斷注水，該裝置在換熱器B/C之間與反應(yīng)產(chǎn)物空冷器入口增設(shè)了2處注水口，2處注水點(diǎn)共用1臺注水泵，注水為除鹽水，注水量控制在原料處理量的8%，滿負(fù)荷運(yùn)行時注水量控制在2.4 t/h，管線采用熱水伴熱，間斷操作洗凈銨鹽，減少反應(yīng)系統(tǒng)壓力降。

3 結(jié) 語

通過第一階段對反應(yīng)進(jìn)料加熱爐及加氫進(jìn)料換熱器進(jìn)行改造，同時，第二階段對加氫進(jìn)料換熱器及反應(yīng)產(chǎn)物空冷器入口增設(shè)了注水設(shè)施。改造后加熱爐爐膛溫度620 ℃,加氫進(jìn)料換熱器殼程換熱終溫221 ℃,反應(yīng)系統(tǒng)壓力降0.3 MPa均達(dá)到了設(shè)計值，噴氣燃料加氫裝置實現(xiàn)了安全、平穩(wěn)、長周期和滿負(fù)荷運(yùn)行。