1975 年创刊（季刊）

准印证号：（湘 F）LK20220025

主 任：罗 昕

主 编：陈世波

责任编辑：张 燕 陈晓波

封面摄影：于业晟

编印单位：长岭分公司 IT 服务中心

发送单位：长岭炼化公司所属单位

印刷单位：岳阳长炼兴业印刷有限公司 中国石化长炼科学技术协会

印刷日期：2023 年 3 月 25 日

印刷数量：240 本

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公司 IT 服务中心

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目 次

科技进步奖专栏

1 双氧水装置降重芳烃消耗的探索 袁佳鑫，王小军，黄荣，陈可

5 循环甲醇加氢催化剂开发及工业应用 王慧，向明林，易娇，匡洪生，

王伟，佘喜春，万双华，罗国飞，杨杰

10 高压燃料气系统改造效果及现存隐患分析 黎镇西

16 抗污染性缓蚀阻垢剂在污水回用中的研究与应用 刘丹，戴敏，王湘，

谭红，郭环宇

工艺技术

21 制氢装置不同原料运行分析 刘 忠

25 戊烷油产品生产工艺优化 王奇，李林，陈爱青，蔡维

29 基于 Petro-SIM 对催化裂化解吸塔的模拟与优化 周 念

设备

34 制氢装置往复式压缩机故障分析 肖博文

检测与分析

38 近红外检测技术与聚丙烯生产控制自动化 刘佳宇，彭淑敏，曹永民

42 质量流量计压力补偿探讨 贺 晖

信息化管理及应用

45 基于在线监测系统的机泵突发性故障分析 邓军健，周丽霞，张文波，

易峰，朱文军，秦文浩

49 APC 系统深化应用探讨 龚华初，杨小伟

其他

54 浅析公司工程项目管理问题与对策 吴全胜

58 关于碳排放配额清缴会计处理的探讨 宾旦，唐玉玲，陈博豪

63 低硫石油焦生产及技术现状 田娟，朱国荣，黄华，姚飞

简讯 4 长岭炼化成功生产高端聚丙烯新品 44 长岭炼化高质量完成污

水汽提装置抢修；62 长岭炼化低硫重质船燃产能翻番；62 长岭炼化石油

醚产品实现全产全销

长 炼 科 技

CHANGLIAN KEJI

第 49 卷 第 1 期

（总第 177 期）

2023 年 3 月

《长炼科技》征稿要求

《长炼科技》是中国石油化工股份有限公司长岭分公司、中国石油化工集团资产公司长岭分公司主办的综合性内

部科技季刊，主要刊登长岭地区各企业在炼油化工生产、催化剂研究应用、设备研究应用、信息技术研究应用、安全

环保、节能降耗、工程设计与施工、经营管理等方面专业学术论文。热忱欢迎广大工程技术人员踊跃赐稿。

1 文稿要求

（1）文稿要求论点明确、文字简炼、数据可靠、结构严谨、层次清楚、标点符号使用正确，要具有科学性、实用性、

新颖性、及时性。

（2）来稿内容一般包括题目、作者、单位、摘要、关键词、正文、符号注明、参考文献，文稿总篇幅一般为 30005000

字。

（3）题目应以准确、简明、新颖的词语体现文章的主题内容，一般不超过 20 个字，力求不用副标题。

（4）摘要应是一篇完整的短文，一般应包括文章涉及的内容、目的、方法、结果和结论。用第三人称的写法，不分段

落，为 150 个字左右。

（5）关键词：应尽可能在文章的题名和摘要中选取，一般为 38 个关键词。

（6）文稿一律使用国务院公布的简化字，采用法定计量单位和符号，章节序号按 1、1.1、1.1.1 方式编号，一般不宜

超过 4 节。

（7）文稿中只附必不可少的图表，勿与文字叙述重复，要标明图题和表题。

（8）参考文献必须是作者亲自查阅并在文中直接引用的，择主要的列出，按引用先后顺序编号，在正文后集中附列。

未公开发表的资料勿引用，文献数量一般不超过 15 条。

专著 ［序号］主要著者．题名：其他题名信息［文献类型标志］．其他著者［如编者、译者，供选择］．版本项

［第 1 版不标注］．出版地：出版者，出版年：引文页码［引用日期］［联机文献必备，其他电子文献任选］．获取和访

问路径［联机文献必备］．

期刊 [序号］文献主要著者．文献题名［文献类型标志］．刊名：其他刊名信息，出版年，卷号（期号）：页码［引

用日期］．获取和访问路径．

（9）文稿完成后，请本单位的主管领导进行质量把关和保密审查，领导签名和单位盖章后（编辑部提供《长炼科技》

投稿审查表），论文和审查表的电子文档发送至 xzbjb.clsh@sinopec.com。

（10）投稿请附上第一作者个人信息：毕业大学、从事岗位、现有职称、联系电话和邮箱。

2 稿件处理

（1）文稿采用与否均不退稿。

（2）编辑对文稿有删改权，来稿采用与否，均由编委会审定。

（3）文稿一经刊登，按规定酌付稿酬，并赠送当期《长炼科技》1 册。

（4）编辑部收到来稿后，在 2 个月内通知作者审稿结果。

3 投稿与联系

联系单位：长岭炼化公司 IT 服务中心《长炼科技》编辑部

联 系 人 ：陈晓波

电 话 ：8452471

E - mail： xzbjb.clsh@sinopec.com

《长炼科技》编辑部

2023 年 3 月 长 炼 科 技 第 49 卷第 1 期

双氧水装置降重芳烃消耗的探索

袁佳鑫，王小军，黄荣，陈可

（化工部）

摘要：中石化长岭分公司 150kt/a 50%双氧水生产装置采用蒽醌工艺，重芳烃作为溶剂，在反应进料中

占比 70～75%，因此芳烃的消耗对装置的经济性起关键作用。双氧水装置从 2018 年开始长周期运行，2018

年重芳烃单耗曾一度高达 7.34 kg/t，导致装置运行成本偏高。为减少消耗，降低生产成本，提升装置运行效

益，长岭炼化双氧水装置组织技术力量进行持续优化攻关，至 2022 年双氧水装置重芳烃单耗降至 1.7 kg/t，

远低于设计期望值 4.32 kg/t，达到双氧水行业先进水平，为双氧水装置降本增效作出了贡献。

关键词：HPPO 蒽醌 重芳烃单耗 降本增效

1 长岭双氧水生产工艺简述

中国石化长岭分公司 150kt/a 50%双氧水生

产装置采用中石化自主开发的全酸性蒽醌法工

艺，采用重芳烃、磷酸三辛酯、2 甲基环己基醋

酸酯混配形成工作溶剂，与 2-乙基蒽醌组成工作

液体系，采用高效钯为催化剂。在催化剂作用下

交替进行 2-乙基蒽醌与氢气的氢化反应，氢化蒽

醌与氧气氧化，生成双氧水并实现 2-乙基蒽醌的

循环利用，相当于由 H2和 O2反应生成 H2O2，反

应过程分为氢化、氧化、萃取净化、后处理、浓

缩、工作液配置与回收六个工序[1]，最终得到 50%

浓度的双氧水产品，工艺流程图见图 1。

图 1 双氧水装置工艺流程图

1.1 工作液体系

科学家发现 2-乙基-9，10-蒽醌在催化剂的作

用下，与氢气反应生成 2-乙基-9，10 氢蒽醌，而

2-乙基-9，10 氢蒽醌很容易被氧气或空气中的氧

气所氧化，又回复为原来的 2-乙基-9，10-蒽醌，

收稿日期：2023-3-10

作者简介：袁佳鑫，毕业于湖南工学院化学工程与工艺

专业，助理工程师，现从事工艺管理工作。

2 长 炼 科 技 2023 年 第 49 卷

同时生成双氧水。理论上 2-乙基-9，10-蒽醌并不

消耗，只是起了氢气和氧气的媒介作用，这就是

蒽醌法的基本原理。从化工原理上讲，要获得双

氧水，我们至少需要 3 个单元过程，即蒽醌的氢

化、氢蒽醌的氧化、双氧水的分离。

实际上要实现上述过程，还有许多辅助工作

要做。因为 2-乙基-9，10-蒽醌和 2-乙基-9，10-

氢蒽醌都是固体，用气固反应实现上述反应是很

难的。为此，需要将两种物质配置成溶液，以实

现上述反应的目的。这就需要找到溶剂去溶解这

两种物质。

蒽醌是弱极性物质，氢蒽醌是极性物质。从

相似相溶的原理出发，应该找两种溶剂：一种溶

解蒽醌称为蒽醌溶剂；另一种溶解氢蒽醌称为氢

蒽醌溶剂，这两种溶剂应该互溶，形成均一的溶

液。这种含有蒽醌的溶液，由于可循环地氢化、

氧化，并不断产生双氧水。科学家把这种溶液形

象地称为工作溶液。

由于很难选择一种溶剂既满足蒽醌的溶解

度，又满足氢蒽醌的溶解度，因此多采用两种溶

剂组成混合溶剂，一是蒽醌溶剂，二是氢蒽醌溶

剂。这里又引发溶剂选择的另一条要求：两种溶

剂要能以不同比例互溶，而且可以溶解双氧水。

蒽醌溶剂多选择沸程 160℃～240℃的高沸

点混合烷基苯，国内也称重芳烃，简写为 Ar。以

碳原子计多为含 9～10 个碳原子的烷基苯，来源

于炼油装置的铂重整和联合芳烃装置。

氢蒽醌溶剂多用高级脂肪醇、有机酸或无机

酸的酯类。本装置选用的氢蒽醌溶剂为磷酸三辛

酯（TOP）和 2-甲基环己基醋酸酯。使用时 Ar/

（TOP+MHCA）=75/25（体积比）。

1.2 氢化工序

氢化工序的任务是对经过纯化的循环工作

液，实现安全、稳定地加氢，再把氢化液送到氧

化工序。

工作液经过滤器过滤，再由预热器调节温度

至 40℃～60℃，与制氢装置来的减压、过滤后的

氢气，分别进入氢化塔。工作液和氢气经塔顶分

布器，并流而下通过催化剂床层。在钯催化剂的

催化作用下，工作液中的有效蒽醌与氢气在

0.15MPa～0.35Mpa 和 40℃～75℃条件下进行加

氢反应。加氢后的工作液由塔底部汇集管流出

后，直接进入气液分离器。分离出来的氢化液，

借助氢化塔的压力大部分进入过滤器；小部分先

进入氢化液白土床再生反应降解物后再与大部

分氢化液汇合。最后由过滤器过滤掉夹带的催化

剂及氧化铝粉末后，进入氢化液储槽。

1.3 氧化工序

氧化工序的任务是将氢化液在氧化塔内用

空气氧化，使氢化液中的氢蒽醌氧化为蒽醌，同

时生成双氧水，并把含有双氧水的氧化液送到萃

取净化工序。

氢化工序送来的氢化液从氧化上塔底部进

入，与空气并流向上发生氧化反应。反应后，气

液溢流至上塔气液分离器，气液分离后靠重力进

入氧化下塔，与空气并流向上继续氧化反应。气

液溢流至下塔气液分离器，分离后经液位控制进

入氧化液储槽。反应后的氧化尾气经除沫器分离

夹带的液滴后，尾气再经过冷凝分离、压力控制

和活性炭吸附，符合环保要求后放空。

1.4 萃取净化工序

萃取工序的任务是将氧化工序送来的氧化

液中的双氧水，在萃取塔内用酸性纯水做萃取剂

萃取到水相，得到粗的双氧水溶液。经过净化塔

脱除有机物后，送往浓缩工序。

2 重芳烃消耗途径及原因

2.1 氢化工序中重芳烃的消耗分析

为保证氢化前工作液的质量，装置在进氢化

塔前设置了工作液高精度过滤器，以过滤氢化前

循环工作液中可能带来的氧化铝固体细粉和微

小颗粒。出氢化塔后设置有氢化液过滤器，用于

过滤除去可能夹带的氢化催化剂粉末、氧化铝粉

尘、析出的氢蒽醌以及氢化降解物[2]。

氢化工序中重芳烃的损耗主要包括氢化工

序更换过滤器滤袋过程中工作液的损失、更换滤

袋上吸附的重芳烃的损失、氢化反应中副反应导

致的重芳烃的损失、氢化尾气和氢化液缓冲罐顶

排气带来的重芳烃的损失。2018 年开工前期，氢

化液过滤器更换滤袋频繁，最高的时候 3 天更换

1 次，平均 7 天更换一次，每次均会造成一定量

的重芳烃的损失，氢化工序重芳烃损失不容忽

视。

2.2 氧化工序中重芳烃的消耗分析

氧化工序以空气为原料，空气压缩机压缩后

的空气，过滤后进入氧化塔与氢化工序过来的工

作液充分接触反应，过量的空气未完全反应，过

量空气与反应后残余的氮气经过冷凝分离、压力

控制、活性炭吸附，符合环保要求后放空[3]。氧

化工序中重芳烃的损耗主要包括氧化尾气中夹

第 1 期 袁佳鑫等．双氧水装置降重芳烃消耗的探索 3

带重芳烃损失，氧化反应中副反应导致的重芳烃

的损失，氧化液缓冲罐顶排气带来的重芳烃的损

失。其中氧化尾气重芳烃的损失主要取决于碳纤

维吸附机组的吸附及回收效果，膨胀致冷、压力

控制、冷凝分离效果等。

2.3 萃取工序中重芳烃的消耗分析

萃取工序的任务是将氧化工序送来的氧化

液中的双氧水，在萃取塔内用酸性纯水做萃取剂

萃取到水相，得到粗双氧水溶液。粗双氧水溶液

经过净化塔脱除有机物后，送往浓缩工序[4]。双

氧水产品中损失的重芳烃，主要是由于部分重芳

烃溶解在水和双氧水中。

2.4 工作液循环中排污分析

工作液作为反应体系的“血液”，在体系内

循环的过程会造成重芳烃的损失。主要包括氧化

塔底排水中重芳烃的损失、工作液经过白土床净

化过程后，白土更换造成的重芳烃的损失、各工

作液缓冲罐排水排气造成的重芳烃的损失、工作

液碱洗中造成的重芳烃的损失等。

氧化塔每小时都要从每节塔底排放一小部

分含双氧水的水相，称为氧化残液。这部分水是

由双氧水分解产生和磷酸带入的，大部分为空气

带入的水。查阅化学工程手册可知，30℃湿空气

中含水 30.1g/m³，在南方的空气湿度要更大。氧

化反应使用的工艺，空气是没有除水的，每小时

大约 3×104 Nm³的湿润的空气经空气压缩机升

压后，露点温度升高，产生大量的凝结水夹带在

空气中进入了氧化塔。同时由于氧化塔工作液的

水蒸气饱和分压很低，类似溶液除湿一样，空气

中的水就会凝结下来。以 150kt/a 装置计算，如

果环境温度 30℃的话，带入氧化塔的饱和水蒸气

全部凝结，会产生 2407kg/h 的凝结水，且按照分

配系数 66 来计算，氧化塔底部沉降的水中双氧

水质量分数达到42%。当然在空压机压缩的时候，

会分离掉一部分水。沉降在每节氧化塔底部的氧

化残液需要定期排掉。排水过程中氧化残液中夹

带的重芳烃损失是重芳烃损失的关键因素。

3 降芳烃消耗攻关

3.1 氢化工序攻关措施

针对氢化白土床氧化铝粉尘进行氢化白土

床运行调整，增加预进料步骤，严格控制进料流

量波动，降低空速，降低粉尘的夹带；

针对氢蒽醌析出，适当增加工作液溶剂中氢

蒽醌溶剂2-甲基环己基醋酸酯和磷酸三辛酯的比

例，增加氢蒽醌的溶解度，降低氢蒽醌析出而堵

塞滤袋的可能性。最终实现平均 30 到 45 天更换

一次的目的，大幅降低滤袋更换数量，每年可节

约重芳烃约 2t，降低重芳烃费用 1.63 万元。

3.2 工作液循环体系攻关措施

针对地槽油水分离效果不佳，对隔油罐和废

油回收罐进行内部构件改造，见图 2，提高了隔

油罐和废油回收罐油水分离效果，保证了外送污

水中油含量＜200mg/L。同时将污水中的回收废

油送至配置釜进行碱洗后回用。该项攻关将外排

废水中油含量由 5000mg/L 降至 200 mg/L 以内，

每年可以回收重芳烃约 110t，降低重芳烃费用

92.5 万元。

图 2 废水重芳烃隔油回收改造流程

3.3 氧化工序攻关措施

针对气液分离器 V1202C 分离效果差，对

膨胀冷凝系统进行优化改造，将温度最低的分

离罐由旋风除沫分离改造成聚结分离，大幅提

高分离效果，尾气中非甲烷总烃由 3000mg/m³

降低至 2000mg/m³，大幅降低后续吸附机组的

处理负荷。

为减少氧化尾气中的芳烃消耗，装置新增

了一台氧化尾气吸附机组。新机组以活性碳颗

粒作为吸附材料，提高了芳烃的吸附量，提升

4 长 炼 科 技 2023 年 第 49 卷

了耐穿透能力。针对活性碳颗粒吸附脱附较慢

的特性，将二级吸附频繁再生改成一级吸附适

当再生，提升机组可动部件的稳定性，并降低

运行成本。不仅实现了新机组尾气的稳定近零

排放（从 110mg/m³降至 10mg/m³以下），而且

每年可以减少重芳烃用量约 30t，降低重芳烃费

用 24.4 万元。

3.3 萃取工序攻关措施

针对净化塔 T1302 反萃取效果不佳，进行

净化塔的优化操作，对反萃取剂重芳烃流量进

行适当调整，延长停留时间，充分发挥净化塔

的反萃取效果，降低产品中的总碳。总碳由最

初的 0.03 wt%，降低并稳定在 0.025 wt%。每年

可以减少重芳烃用量 9t，节约费用达 7.5 万元。

3.4 萃取工序攻关措施

针对净化塔 T1302 反萃取效果不佳，进行

净化塔的优化操作，对反萃取剂重芳烃流量进

行适当调整，延长停留时间，充分发挥净化塔

的反萃取效果，降低产品中的总碳。总碳由最

初的 0.03 wt%，降低并稳定在 0.025 wt%。每年

可以减少重芳烃用量 9t，节约费用达 7.5 万元。

上 述 攻 关 措 施 在 持 续 改 造 优 化 过 程

中 取 得 了 明 显 成 效 ， 双 氧 水 装 置 重 芳 烃

消耗降到 1.7 kg/t，见图 3。

图 3 重芳烃单耗示意图

4 结论

经过双氧水攻关团队近三年的持续优化提

升，长岭双氧水装置重芳烃消耗持续下降，最

终实现 2022 年双氧水装置重芳烃单耗 1.7 kg/t，

远低于设计值 4.32 kg/t，达到双氧水行业先进

水平。装置运行 2021 年对比 2020 年减少重芳

烃用量 315t，约 190 万元。2022 年对比 2021

年减少重芳烃用量 121t，约 72 万元。累计降低

重芳烃费用 262 万元，降本增效成效显著。

参考文献

[1-4] 张国臣. 双氧水生产技术[M].北京：化学工

业出版社，2012（11）：85，118-134，151-161，

173-178.

长岭炼化成功生产高端聚丙烯新品

近期，长岭炼化成功生产丙丁共聚 BOPP 膜专用料 PPD-F03 和丙丁共聚流延膜专用料 PPD-F08

两个牌号聚丙烯新产品，填补中部地区该原料空白，优化了聚丙烯产品结构，拓展了企业高端聚丙烯

产品。

丙丁共聚 BOPP 膜专用料具有析出物少、透明度高、绿色环保等特点，可用于市场大部分物品包

装。丙丁共聚流延膜专用料 PPD-F08，主要用于食品包装领域，有优异的热封性能，较高的安全性和

耐热性，较低的析出物，可直接用于蒸、煮，市场前景广阔。

这两个牌号聚丙烯新产品的生产操作难度大，各种参数协同调整要求高。长岭炼化技术人员通过

线上线下方式与北京化工研究院、化工销售公司专家进行深入交流，将装置产品指标、催化剂选型、

添加剂配比、生产控制要点等进行及时沟通，科学制定详细的生产方案，确保了分批次产出合格产品。

2023 年 3 月 长 炼 科 技 第 49 卷第 1 期

循环甲醇加氢催化剂开发及工业应用

王慧，向明林，易娇，匡洪生，王伟，佘喜春，万双华，罗国飞，杨杰

（长炼新材，化工部）

摘要：针对中石化长岭分公司 100kt/a 环氧丙烷装置面临的长周期运转及产品质量问题，文章开展了循

环甲醇水溶液催化剂加氢脱杂研究，包含催化剂的开发及催化剂稳定性考察，试验结果表明，优选的 EH-11

催化剂，在反应温度 90℃，体积空速 5.0h-1，压力 2.0Mpa，氢油体积比 50-100:1 条件下，H2O2脱除率 100%，

乙醛脱除率>99%，乙醛残余量<15ug/g，稳定运行约 2800 h，活性及稳定性良好。100kt/a 环氧丙烷装置工业

应用结果表明，EH-11 催化剂活性高，稳定性好，循环甲醇溶液中 H2O2 100%脱除，乙醛近 100%脱除，加

氢出口物料中乙醛残余量<10 ug/g，PO 产品纯度>99.97%，最高可达 99.99%，环氧丙烷产品质量持续稳定达

到优级品，首次实现环氧丙烷装置连续稳定运行 2 年以上，解决了制约产品质量的瓶颈问题，为 HPPO 法制

环氧丙烷项目的推广应用起到重要作用。

关键词：循环甲醇加氢 EH-11 催化剂 乙醛 H2O2 环氧丙烷

环氧丙烷主要用于生产聚醚、丙二醇、丙二

醇醚等，也是第四代洗涤剂非离子表面活性剂、

油田破乳剂、农药乳化剂等的重要原料[1]。现有

环氧丙烷生产工艺主要有氯醇法、共氧化法及直

接氧化法，其中直接氧化法是在钛硅分子筛催化

剂的作用下，使用双氧水直接氧化丙烯合成环氧

丙烷的方法（HPPO 法），该方法具有条件温和、

环境友好、产品选择性好等特点，是国际公认的

“绿色”环保生产技术，也是环氧丙烷合成技术

发展的趋势[2-4]。

由中石化长岭分公司、石油化工科学研究院

和湖南长岭石化科技开发有限公司合作开发的

100kt/a HPPO 法制环氧丙烷工业装置于 2014 年

年底开车一次成功，得到了合格的环氧丙烷产

品。其中甲醇作为循环溶剂使用，反应残余的少

量过氧化氢随甲醇进入精馏塔中，在高温下氧化

甲醇生成甲醛，甲醛进而与甲醇缩合产生二甲氧

基甲烷，而二甲氧基甲烷因沸点与 PO 接近，难

以通过精馏从产品中分离出来，最终影响了 PO

纯度，此外环氧化过程中产生的少量甲醛，在精

馏塔中同样会生成二甲氧基甲烷；且反应伴生的

与甲醇沸点相近的醛(酮)、缩醛(酮)、硝基化合物

等杂质亦难与甲醇通过精馏完全分离，导致杂质

随溶剂循环不断累积，既影响循环甲醇的再循环

纯度，也影响环氧化催化剂的活性及寿命[5]。

为保证环氧丙烷产品质量，循环甲醇溶液的

加氢精制至关重要，其被加氢的杂质除 H2O2 外，

主要包括醛（酮）、缩醛（酮）等物质。本研究

采用固定床加氢工艺，进行新一代循环甲醇加氢

催化剂开发。从催化剂不同制备方法、金属上量

及助剂添加量等方面进行考察研究，开发了

EH-11 催化剂，该催化剂具有加氢活性高，抗氧

化性能强，有一定的耐水性能且强度高的特点。

1 实验部分

1.1 反应原理

循环甲醇溶液中少量的 H2O2 通过加氢生成

水；甲醛、乙醛等醛类物质加氢生成相应的醇；

同时部分脱除其它杂质，主要相关反应如下：

H2O2 + H2 2H2O

1.2 原料及规格

本研究所用原料取自 100kt/a HPPO 装置

T2201 塔底，为环氧化反应产物分离丙烯和环氧

丙烷后的甲醇水溶液。其较典型的组成见表 1，

为提高试验的苛刻度，将 HPPO 装置循环甲醇水

溶液中过氧化氢含量调高至 0.4%，乙醛含量添加

至 1500μg/g～2000μg/g 作为试验原料。

1.3 试验方法

1.3.1 小试评价

收稿日期：2023-2-10

作者简介：王慧，毕业于湖南科技大学，高级工程师，

现从事精细化工及炼油化工催化剂研发工作。

6 长 炼 科 技 2023 年 第 49 卷

规模：10mL 微反评价装置，反应器直径

8mm。

方法：取 10mL 催化剂装填于反应器加热炉

恒温段，上下均用石英砂填充，氢源为电解氢，

催化剂还原后备用；采用滴流床加氢工艺，将循

环甲醇水溶液原料自泵进入反应器上端与氢气

混合后进入反应器，在一定的反应条件下进行加

氢反应，装置简易流程见图 1。

截止阀

原料泵

原料罐

P

截止阀 减压阀

F I

微调阀

P

反应器

高分罐

针型阀

氢气流量计

尾气

氢气钢瓶

P-1

图 1 循环甲醇加氢小试加氢装置工艺流程图

1.3.2 工业装置

规模：反应器直径 1.5m，催化剂装填量

19m3。

方法：反应器分上下两个床层，装填量各

9.5m3，催化剂床层上下均用瓷球填充，氢源为

巴陵氢，催化剂经预还原后投用；采用滴流床

工艺，循环甲醇水溶液至 T2201 底与氢气混合

后进入加氢反应器，在一定反应条件下进行加

氢反应。

1.4 分析方法

评价催化剂活性的主要指标为 H2O2 和甲

醛、乙醛的加氢情况，其中甲醛因定量分析难

度大且偏差相对较大，故以其同系物乙醛的加

氢程度进行衡量。

循环甲醇溶液中过氧化氢含量分析采用化

学滴定（Q/KJKF 141-2009），乙醛等组成成分

表 1 循环甲醇水溶液原料主要组成

项目 原料 1 原料 2

采样日期 2018.4.18 2019.8.16

甲醇/% 97.913 94.931

丙二醇单甲醚/% 0.133 0.1462

丙二醇/% 0.095 0.0214

乙醇/% 0.928 4.176

缩醚/% 0.017 0.015

二甲氧基甲烷/% 0 0

甲酸甲酯/% 0.0486 0.0014

可加氢

主要组

分/%

H2O2 0.4 0.4

乙醛 0.1541 0.205

二甲氧基乙烷 0.1164 0.0513

二甲氧基丙烷 0.0133 0.0043

丙酮 0.003. 0.0013

乙腈 0.0022 0.0036

注：剩余为水和不可检出组分。

第 1 期 王慧等．循环甲醇加氢催化剂开发及工业应用 7

采用 GC/MS 和 GC 法进行定性和定量分析

(Q/KJKF 211-2011)。

2 结果与讨论

2.1 催化剂研究

在含 H2O2 的循环甲醇溶液这一特殊体系

中，存在氧化与加氢两种矛盾体系，为保证催

化剂在循环甲醇体系中具有较高的加氢活性及

稳定性，其中 H2O2 的快速有效加氢尤为关键，

要求催化剂必须具有较高的活性组分含量及一

定的抗氧化性能。本研究以原料 1 为评价试验

进料，对催化剂不同制备方法、金属上量及助

剂添加量方面进行了考察研究，以期获得高活

性且具有一定抗氧化性能的催化剂。

2.1.1 制备方法考察

采用 A 制备方法和 B 制备方法分别制备金

属上量一致的催化剂 EHX-1 和 EHX-2，并进行

活性评价，结果见表 2，从表中数据可知，在相

同运转时间内，采用 B 方法制备的催化剂，其

活 性 稳 定 性 更 佳 ， 加 氢 产 物 中 乙 醛 残 余

量 在 10μg/g 以内，尾气中产生的 CO 量相对

较少。

2.1.2 金属上量考察

采用 B 制备方法分别制备了活性金属含量

为 X%、Y%和 Z%(金属上量逐渐增加)的催化剂

EHX-3、EHX-4 和 EHX-5，并进行活性评价，

考察不同金属上量对催化剂活性的影响。表 3

数据显示，当金属上量为 Y%和 Z%时，其催化

剂活性相当，加氢后物料中乙醛残余量基本保

持在10μg/g以内，反应尾气中CO产生量较少，

相对 X%金属上量催化剂活性更高，从兼顾活

性及经济成本角度考虑，金属上量以 Y%为佳。

2.1.3 助剂考察

为提高催化剂的热稳定性及抗氧化能力，

在催化剂中添加了功能性助剂 C。试验考察了

金属上量均为 Y%，助剂 C 添加量不同的催化

剂其热稳定性及抗氧化性能情况，结果见表 4，

在考察条件范围内，未添加助剂和助剂添加量

较少的催化剂其运转后卸剂表层呈现灰绿色，

说明催化剂有部分被氧化，而助剂添加量在基

准及以上时，催化剂运转剂表层颜色为黑色，

未发生明显氧化，说明助剂的添加有利于催化

剂抗氧化能力的提高。

2.1.4 催化剂定型

经上述催化剂研究考察，根据催化剂活性

及抗氧化性能评价结果，优选催化剂为 B 制备

方法、金属上量 Y%，助剂添加量为基准量，

催化剂型号为 EH-11，其物化性质见表 5。

2.2 EH-11 催化剂稳定性试验考察

2.2.1 EH-11 催化剂稳定性评价

为提高反应苛刻度，采用额外添加了 H2O2

至 0.4%、乙醛量至 1500 μg/g～2000 μg/g 的原

料 1 和原料 2 为评价进料，在反应温度 90℃，

压力 2.0Mpa，体积空速 5.0h-1，氢油体积比

100:1条件下对催化剂EH-11进行稳定性试验考

察，评价时间约 2800h，结果见图 2，在考察范

围内，催化剂活性及稳定性良好，H2O2 脱除率

表 3 不同金属上量催化剂活性评价结果

催化剂 金属上量/% H2O2脱除率/% 乙醛残余量/ μg.g-1 尾气 CO 量/% 运行时间/h

EHX-2 X 100 7-15 1.5 192

EHX-4 Y 100 5-10 1.3 192

EHX-5 Z 100 5-10 1.2 192

注：反应温度 90℃,压力 2.0Mpa,体积空速 5.0h-1

,氢油体积比 100:1.

表 2 不同制备方法镍催化剂评价结果

催化剂 制备方法 H2O2脱除率/% 乙醛残余量/μg.g-1 尾气 CO 量/% 运行时间/h

EHX-1 A 99-100 15-58 3.2 96

EHX-2 B 100 7-10 1.5 96

注：反应温度 90℃,压力 2.0Mpa,体积空速 5.0h-1

,氢油体积比 100:1.

8 长 炼 科 技 2023 年 第 49 卷

100%，乙醛脱除率>99%，乙醛残余量<15μg/g。

2.2.2 尾气分析

对 EH-11 催化剂加氢尾气（一次通过）进

行了分析，其典型数据见表 6，反应过程中产生

了微量 CO，约 2μg/g，此外，还产生了少量的

CO2 及 CH4，其中 CO 单程产生量对催化剂活性

无明显影响，工业装置配套甲烷化处理系统，

可避免循环氢中 CO 累积。

2.2.3 EH-11 运转剂分析

对运转了约 2800h 的 EH-11 催化剂卸剂进

行分析，由表 7 中数据可知，与新剂对比，运

转剂金属含量为新剂金属含量的 99.1%，基本

未流失，颜色仍为黑色，无明显氧化现象，运

转后催化剂强度无明显下降，比表面孔容因催

化剂吸附了循环甲醇溶液中的少量大分子杂质

（如醚类、聚醚类化合物）略有下降，其中比

表面积由 182 m2

/g 降至 162 m2

/g，孔容由

0.28mL/g 降至 0.22 mL/g，但在考察范围内未对

催化剂活性造成不良影响。

2.3 EH-11 催化剂工业应用

2019 年 11 月，EH-11 催化剂于长岭石化

100kt/a 环氧丙烷装置投用，已运行 30 个月，反

应器床层压降正常（0.1Mpa 左右），催化剂活

性及稳定性好，加氢进料乙醛含量 300μg/g～

1000μg/g，H2O2 含量约 0.3%。图 3、图 4 数据

表明，加氢出口物料中 H2O2 残余量为 0μg/g，

乙醛残余量<30μg/g，乙醛及 H2O2 脱除率近

100%，PO 产品纯度>99.95%（优级品），最高

达 99.99%。首次实现环氧丙烷装置连续稳定运

行 2 年以上，解决了制约产品质量的瓶颈问题，

为 HPPO 法制环氧丙烷项目的推广应用起到重

要作用。

表 6 EH-11 催化剂加氢尾气典型数据

名称 CO/μg.g-1 CO2/μg.g-1 CH4/μg.g-1

原料 1-加氢尾气 1.2 60.6 69.6

原料 2-加氢尾气 1.8 47.9 74.9

表 5 EH-11 催化剂规格

项目 分析数据 项目 分析数据

金属含量/ % Y 比表面积/m2

.g-1 182

外观 黑色柱状 孔容/ mL.g-1 0.28

颗粒直径/mm 4 压碎强度/N.cm-1 268

颗粒长度/mm 4 堆密度/g.mL-1 1.05

表 4 不同助剂上量催化剂评价结果

催化剂 助剂 C 添加量

/%

H2O2 脱除率/% 乙醛脱除率/% 运行时间/h 卸剂表层颜色

EHX-6 0 100 5-10 600 部分灰绿色

EHX-4 基准-1 100 5-10 600 微量灰绿色

EHX-7 基准 100 5-10 600 黑色

EHX-8 基准+1 100 5-10 600 黑色

注：反应温度 90℃,压力 2.0Mpa,体积空速 5.0h-1

,氢油体积比 100:1.

第 1 期 王慧等．循环甲醇加氢催化剂开发及工业应用 9

图 2 EH-11 催化剂稳定性试验结果

图 3 加氢出口数据

图 4 PO 产品质量

3 结论

（1）通过对催化剂制备方法、金属上量及

助剂的研究考察，开发了循环甲醇加氢催

化剂 EH-11，并通过了 2800h 活性稳定性评价，

可 100%脱除其中 H2O2，乙醛脱除率>99%，乙

醛残余量<15μg/g，且气相单程 CO 产生量可

控。

（2）EH-11 催化剂于长岭分公司环氧丙烷

装置进行工业应用，已连续稳定运行 2 年 以上，

加氢活性与小试结果一致，循环甲醇水溶液经

加氢精制后，PO 产品纯度可提升至 99.96%以

上(优级品≥99.5%)，最高可达 99.99%，加氢效

果满足产品质量需求。

（3）EH-11 催化剂的工业应用解决了制约

环氧丙烷装置产品质量的瓶颈问题，PO 产品质

量得到提升，并持续保持在优级品以上，实现

了环氧丙烷装置长周期稳定运行，对 HPPO 法

制环氧丙烷成套技术的推广应用起到重要作

用。

参考文献

[1] T.A.Nijhuis,M Makkee,J.A. Moulijn,et al. The

production of propene oxide: catalytic processes and

recent developments[J]．Ind Eng Chem Res, 2006，

45:3447-3459.

[2] 张俊宏，刘婧，王祥生等．环氧丙烷绿色合成技术

进展[J]． 河南化工，2003 (1):1-4.

[3] 钱伯章．环氧丙烷的生产技术进展[J]．化学推进

剂与高分子材料，2006，4(2)：14-18.

[4] 薛祖源．环氧丙烷生产工艺评书及发展设想[J]．化

工设计．2009，19(5):3-6.

[5] 德古萨股份公司．环氧化烯烃的方法[P]．CN

1649858，200

表 7 EH-11 新剂与卸剂对比

项目 EH-11 新剂 EH-11 卸剂

金属含量/wt % Y 99.1%*Y

比表面积/m2

.g-1 182 162

孔容/mL.g-1 0.28 0.22

强度/N.cm-1 268 260

2023 年 3 月 长 炼 科 技 第 49 卷第 1 期

高压燃料气系统改造效果及现存隐患分析

黎镇西

（生产部）

摘要：为了严格执行《石油炼制工业污染物排放标准》（GB31570-2015），严控加热炉烟

气中 SO2 排放≤50mg/m3。长岭分公司通过瓦斯系统整体布局改造、增设瓦斯混合器、增设

吸收塔 T801 降低北火炬气脱后总硫、减顶气升压并入轻烃回收等措施，成功实现了加热炉

烟气中 SO2 的合规排放。

关键词：SO2 高压燃料气

长岭分公司高压燃料气系统主要是由两套

催化干气、两套火炬气、焦化干气、外购的天然

气组成，应急情况下还可采用LPG汽化器、S-Zorb

尾气（氮氧化物超标风险）、3#气分 T-102 顶不凝

气、3#气分 T-103B 底丙烷、1#气分 T-4103B 底

丙烷等补充瓦斯系统，未改造之前，各装置的燃

料气脱硫后就近排入燃料气管网，其中焦化干

气、北火炬气脱后总硫较高，极易造成焦化加热

炉、加氢加热炉、重整加热炉排放烟气中 SO2 超

标。因此，优化燃料气管网布局、降低部分装置

排放的高硫气中的总硫含量迫在眉睫，也是长岭

分公司响应国家环保号召，打赢环境保卫战的重

中之重。

1 改造之前高压燃料气管网存在的问题

1.1 焦化干气及北火炬气脱后总硫高

通过对焦化、北火炬、1#催化脱后干气总硫

进行化验分析，得到的结果如图 1:

12.5 15.9 16.2 19 17.6 13.5

110.6

59

207.9

279.3

329.4

115.2

2021-01-06 2021-01-13 2021-01-20 2021-02-03 2021-02-10 2021-02-17

1#催化脱后干气硫含量，mg/m³ 焦化及北火炬脱后干气硫含量,mg/m³

图 1 1#催化、焦化、北火炬干气总硫对比

从图 1 可以看出焦化和北火炬的混合干气，

脱后总硫高，最高值达到 329mg/m3，均值达到

128mg/m3，作为加热炉的燃料，极易使加热炉排

放烟气中 SO2 超过≤50mg/m3 的标准，且焦化干气

约 7000Nm3

/h～9000Nm3

/h，北火炬约 2000 Nm3

/h ～

3000Nm3

/h，两者脱后干气约占全厂高压燃料气总

量的 1/4。而相比之下，1#催化的脱后干气总量

约 10000Nm3

/h，总硫均值仅 15mg/m3。因此，重

新规划高压燃料气系统布局，平衡高压燃料气总

硫是势在必行的，同时针对焦化和北火炬脱后干

气总硫过高的问题，寻找一种新的高效脱硫剂是

解决问题的关键。

1.2 南、北火炬气脱后 C3

+含量高

北火炬气主要是由 500 线和 600 线构成，500

线上主要用户有芳烃、环氧丙烷、凯美特、中岭、

新 岭 、液 化 气 站 等 装 置 ，600 线 上 主 要 用

户 有 1#催化、焦化、老重整、1#气分、兴长聚

收稿日期：2023-2-10

作者简介：黎镇西，毕业于常州大学，助理工程师，现

从事生产调度工作。

第 1 期 黎镇西．高压燃料气系统改造效果及现存隐患分析 11

丙烯等装置；南火炬气则由炼油二部装置排放的

火炬气构成，通过对南、北火炬气的化验分析，

得到的结果如图 2、图 3。

6.44 6.22 5.54

6.87

13.66 13.59

10.62

14

12.21

3.83 3.14

6.74

8.5 8.5 8.5 8.5 8.5 8.5 8.5 8.5 8.5 8.5 8.5 8.5

2021-07-05 2021-07-19 2021-08-02 2021-08-23 2021-09-06 2021-09-20

北火炬T801瓦斯(吸收后)C₃⁺,%(体积分数) 平均

图 2 南火炬干气 C3

+

图 3 北火炬干气 C3

+

从图 2、图 3 可以看出：南、北火炬气 C3

+

组分较高，均值都在 20%左右，且南火炬气脱硫

塔 T-103 前无脱液罐、吸收塔，大量的 C4、C5

组分进入干气脱硫塔 T-103，造成干气脱硫塔

T-103 积液，并连锁引发胺溶剂发泡、塔盘堵塞、

干气脱硫效果降低等问题。同时，由于干气脱硫

塔 T-103 积液，必须经常性地停南火炬压缩机，

进行压油操作，对南北火炬的正常运行造成了不

必要的风险。而北火炬气虽然在 1#脱硫装置处设

有脱液罐，但是由于北火炬凝缩油去向不合理，

改造之前一直排往轻污油罐区，在罐区减压后又

重新气化进入北火炬，形成了北火炬-1#脱硫-五

垅轻污油罐区-北火炬这样的死循环。

1.3 减顶气脱后总硫高

3#常减压的减顶气脱后总硫高，直接作为减

压炉的燃料气，存在排放烟气 SO2 超标风险，如

图 4。

从图 4 可以看出减顶气脱后硫含量均值在

863mg/m3，必须重新规划排放路线或者对减顶气

进行再次脱硫，才能确保减压炉符合环保要求。

2 改造项目及效果

2.1 高压燃料气管网改造

针对高压燃料气系统，组分复杂，各装置脱

后干气硫含差别较大等问题，特增设燃料气混合

器 M-101，将来自焦化、1#催化、3#催化、南、

北火炬、外购天然气、1#气分丙烯等高压燃料气

组分充分混合后，再送入燃料气管网，见图 5、

图 6。

（1）1#催化不凝气线去 1#脱硫管线改造：

由 于 北 火 炬 气 、 焦 化 干 气 量 较 大 （ 约

10000Nm3

/h），1#脱硫脱硫后干气不再进原高

瓦 300 线（改造前脱硫干气进 300 线、新 305 线），

但是仅通过新 305 线（DN200）外排易造成憋压。

12 长 炼 科 技 2023 年 第 49 卷

因此，不凝气线（DN150）在 1#催化边界、脱硫

口与两套装置断开，中间管线利旧作为老 305 线，

1#脱硫脱硫后干气从新、老 305 线出来，进入 1#

催化 F-01 罐脱液，脱液后的干气经新、老 305

线在三垅口汇合进燃料气混合器 M101。

0

500

1000

1500

2000

2500

3000

减顶气脱后硫含量，mg/m³ 平均值

图 4 减顶气脱后总硫

（2）1#气分丙烷补高瓦线注入点由原来的

300 线改为新 305 线，使 1#气分丙烯先经混合器

充分混合再补入高压燃料气系统，降低高压燃料

气管网的总硫均值。

（3）新增 306 延长线：在 3#常压高压燃料

气管网处新增一根 306 延长线，可作为新重整、

老重整、延迟焦化装置备用燃料气线，并在焦化

处预留大重整装置高压燃料气甩头，为大重整装

置高压燃料气的供应做好准备。

（4）焦化干气去 240 万增加一根与南火炬

气汇合去 3#气分 T-103 的流程，干气经 T-103 脱

硫后进瓦斯混合器 M-101，使焦化干气的去向更

加灵活，增加了瓦斯的系统的抗风险能力。

（5）制氢加热炉与系统瓦斯线断开，原则

上使用天然气和自身解析气；同时增加一根 240

万来原料干气去 300 线的流程（二部中控室后），

解决了在制氢降量时，240 万干气外放控制困难

的问题。

3#催化脱后干气

1#催化脱后干气

乙苯

C3+/乙烯

凯美特

H2

240万

1#s-zorb 3#常减压

南火炬脱

后干气

南火炬（长

明灯）

2#s-zorb 重整汽化器

F-02

焦化、北火炬脱

后干气 F-01

加氢 焦化

新重整

重整老区 动力 制氢

天然气

硫磺 170万

图 5 旧高压燃料气系统

如图 7、图 8 可知，在高压燃料气管网改造

之后，燃料气硫含量在焦化 F303、240 万处采样

结果前后偏差明显。焦化 F303 处高压燃料气硫

含量从日均值 127mg/m3 降至 34mg/m3，240 万处

第 1 期 黎镇西．高压燃料气系统改造效果及现存隐患分析 13

高压燃料气硫含量从日均值 173.6mg/m3 降至

24.3mg/m3，分别下降了 73.2%和 86.17%，效果

非常显著，成功实现了加热炉烟气达标排放。

乙苯 P-39 凯美特

H2

3#常减

1#s-zorb 240万 压

重整汽化

器

2#s-zorb

F-02

焦化、北火炬脱后干气 F-01

40万、100万

加氢 焦化

重整新区

重整老区

动力制氢

天然气

硫磺

170万

1#催化脱后

干气

3#催化脱后干气 C3

+/乙烯

1#气分

M

-

1

0

1 南火炬脱后干气

制氢

南火炬长明灯

大重整

306延长线

300线

中岭

新老

305线

图 6 新高压燃料气系统

0

50

100

150

200

250

300

350

燃料气硫含量，mg/m³ 均值

图 7 焦化高压瓦斯硫含量变化

图 8 240 万燃料气硫含量变化

14 长 炼 科 技 2023 年 第 49 卷

2.2 北火炬增设脱液线及脱硫塔 T801

由于北火炬干气 C3

+组分含量高及凝缩油去

向不合理，特增设北火炬脱液罐至焦化分馏塔顶

回流罐（V-102）的流程，北火炬的凝缩油在焦化

分馏塔顶回流罐（V-102）中进行气液两相分离，

随后进入焦化吸收稳定系统；同时利旧 1#催化

T-801 作为北火炬干气吸收塔，避免因干气中携

带的 C3

+组分过高引起的胺溶剂发泡，造成塔盘

堵塞，脱后干气总硫含量高等问题；同时也降低

了干气中大分子有机硫的含量。

如图 3、图 9，北火炬干气经过吸收塔 T-801

吸收后，C3

+含量从均值 20%降至 8.5%。

2.3 更换脱硫催化剂

1#脱硫使用的脱硫工艺为 MDEA 法，对无机

硫选择性脱除效果较好，能达到 99%，但是对于

有机硫的脱除率只能达到 20%-30%[2]。因此，本

次改造，1#产品精制使用了由 UDS 和 MDEA 按

照一定配比调和而成的 UDS-2 复合脱硫剂，该溶

剂能对硫化氢、二氧化碳等酸性气进行脱除，并

且对包括 COS 在内的有机硫具有较好的溶解性。

如图 10 可知，焦化和北火炬的混合脱后干

气硫含量从改造之前 1-2月份的日均值 162mg/m3

降至改造之后 7 月-10 月份的日均值 33mg/m3，

下降了 79.63%。

2.4 南火炬增加脱液罐

南火炬气进 T103 前增加了一个脱液罐

（15m3）。从图 2、图 11 可以发现，T103 前增加

脱液罐后，T103 入口干气 C3

+日均值为 36%，没

有明显变化。

2.5 减顶气改至轻烃回收

3#常减压新增压缩机将减顶气升压后，与初

顶气、常顶气、重整瓦斯气合并回收，回收后的

瓦斯气送入 240 万柴油加氢的干气脱硫作为制氢

装置的原料。

3 现存隐患分析及改进建议

3.1 设备故障及误操作的风险

（1）焦化注氨泵 P703/P704 出现设备故障、

或人员误操作，富气未经过氨脱硫，将导致干气

中硫含量过高，1#脱硫脱硫能力有限，最终导致

高压瓦斯系统整体硫含量超标。

（2）焦化再吸收塔 T-701 再吸收剂泵

P701/P702 出现设备故障、或人员误操作，干气

未经柴油洗涤，携带的 C3

+组分高，硫醇硫含量

高，最终导致高压瓦斯系统整体硫含量超标。

6.44 6.22 5.54

6.87

13.66 13.59

10.62

14

12.21

3.83 3.14

6.74

8.5 8.5 8.5 8.5 8.5 8.5 8.5 8.5 8.5 8.5 8.5 8.5

2021-07-05 2021-07-19 2021-08-02 2021-08-23 2021-09-06 2021-09-20

北火炬T801瓦斯(吸收后)C₃⁺,%(体积分数) 平均

图 9 T-801 干气 C3+

0

50

100

150

200

250

300

350

T602/2脱后干气,硫含量,mg/m³ 平均

图 10 USD-2 脱硫效果前后变化

26.1329.72

78.39

22.16

60.11

14.39

30.06

68.22

17.8

11.98

48.95

18.14

42.56

36 36 3 6 36 36 3 6 36 36 3 6 36 36 36 36

2021-05-05 2021-05-19 2021-06-09 2021-06-30 2021-07-21 2021-08-04 2021-08-25

T103入口干气C₃⁺,%(体积分数) 平均

图 11 T103 入口干气 C3

+

3.2 气化器带重组分

焦化气化器长期存在带重组分现象，极易造

成焦化 F-303 烟气氮氧化物、SO2 超标，同时在

紧急情况下，为避免环保超标，气化器投用速度

较慢，无法做到及时对高压瓦斯系统进行补给。

3.3 T103 火炬气处理量无法达到预期值

从图 11 可以看出，T-103 入口干气中 C3

+组

分仍然较多，依然存在积液、胺溶剂发泡、塔盘

堵塞的可能性，同时火炬气最大处理量由设计的

4000 Nm3

/h -5000Nm3

/h，降至现在的 3000Nm3

/h，

否则极易引起高压燃料气系统硫含量超标，继而

导致各装置加热炉烟气 SO2 排放超标。

第 1 期 黎镇西．高压燃料气系统改造效果及现存隐患分析 15

3.4 脱硫催化剂 USD-2 脱硫效果减弱

从图 8 可以发现，从 2021 年 11 月份开始，

焦化和北火炬的混合脱后干气硫含量日均值突

然上涨，经过分析有以下几种可能：

（1）UDS-2 在化验分析中发现供剂浓度变

化，有效组分不一定满足技术协议要求。

（2）胺液中热稳盐增加，降低了胺液脱硫

组分的占比，同时也易造成胺液发泡、固体杂质

增加，导致脱硫吸收效率降低。

（3）UDS-2 复合脱硫剂对硫醇硫的脱除效

率只有 20%-30%。原料气中硫醇硫含量增加，也

是混合脱后干气硫含量日均值上涨的可能因素。

3.5 硫磺装置停工

硫磺装置停工，将导致 1#脱硫溶剂再生酸性

气外放憋压，继而影响 T603 贫液再生，最终导

致脱后干气总硫含量高，各装置加热炉烟气 SO2

排放超国标。

3.6 改进建议

（1）在可能会影响整个系统的关键设备处，

增加警示告知牌，同时在班组学习中对关键设备

的重要性、系统体系性进行针对性的学习，增加

操作工的认识度，避免人员误操作的发生；在设

备方面，提高对可能造成系统波动的关键设备的

维护力度，同时保持备用机泵的完好。

（2）对焦化气化器紧急情况下的投用，编制

作业指导书，明确各操作步骤，操作时间，在提

高投用速度的同时，避免环保事故；同时在投用

气化器时，班组人员应加强对炉前分液罐的脱

液。

（3）增设南火炬气吸收塔，降低进入干气脱

硫塔 T-103 干气中 C3

+组分，提高脱硫效率，避免

溶剂发泡，减少干气脱硫塔 T-103 的压油频次，

增加高压燃料气系统的稳定性。

（4）要求 UDS-2 供剂厂家提供合格浓度的添

加剂；加强胺液过滤和吸附，降低胺液中的热稳

盐；适当提高胺液循环量，提高干气脱硫效果；

避免重沸器超温造成的胺液热解。

（5）硫磺装置停工，或紧急情况下，环保区

可适当排酸性气火炬燃烧泄压，1#脱硫也可将部

分干气改至北火炬酸性气火炬燃烧；南、北火炬

压缩机可适当停机，减少高浓度瓦斯气进入系

统；天然气增补高压燃料气系统，维持系统压力，

并稀释高压燃料气系统总硫，确保加热炉烟气

SO2 排放达标。

4 结论

通过全厂高压燃料气系统改造，增加混合

器、吸收塔等优化措施，全厂加热炉达到了 SO2

排放标准，向绿色高效低碳循环的绿色企业更近

了一步。

（1）北火炬增设吸收塔 T-801 及增设脱液线

后，进 1#脱硫的高压燃料气经过焦化分馏塔塔顶

循环油的吸收，燃料气中 C3

+含量从均值 20%降

至 8.5%，避免了因为燃料气带烃导致的脱硫溶剂

发泡，继而造成脱硫溶剂脱硫效果减弱，进入系

统的高压燃料气硫含量升高，最终导致全厂加热

炉烟气 SO2 排放超标。

（2）1#脱硫更换 USD-2 复合脱硫剂后，对

脱前燃料气中有机硫的溶解性提高，同时也减少

了热稳盐的产生。通过图 8 可以看出，焦化和北

火炬的混合脱后干气硫含量日均值由 162mg/m3

降至日均值 33mg/m3，。

（3）高压燃料气系统经过改造后，高硫减

顶气改至轻烃回收，其他燃料气组分先进混合器

充分混合平均硫含量后，再统一分配给用户装

置，解决了局部高压燃料气硫含量偏高的问题。

通过仪表检测，焦化 F303 处高压燃料气硫含量

日均值从 127mg/m3 降至 34mg/m3，240 万处高压

燃 料 气 硫 含 量 从 日 均 值 173.6mg/m3 降 至

24.3mg/m3。

（4）经过改造后，高压燃料气管网的稳定

性大大增加，但是一旦出现关键性设备故障，影

响面也大大增加，将从过去的局部装置加热炉烟

气 SO2 排放超标，演变成全厂加热炉烟气 SO2 排

放报警甚至超标，因此此次改造对关键性设备的

维护提出了更高的要求，同时要加强班组对应急

预案的学习，提高运行班组的专业水平，避免“牵

一发而动全身”。

参考文献

[1] GB31570-2015．石油炼制工业污染物排放标准

[S]．2015:9.

[2] 许辉宗.两气—脱硫装置脱除有机硫的溶剂配方研

究[J]．广州化工，2001（3）:22

2023 年 3 月 长 炼 科 技 第 49 卷第 1 期

抗污染性缓蚀阻垢剂在污水回用中的研究与应用

刘丹，戴敏，王湘，谭红，郭环宇

（岳阳长岭设备研究所有限公司，水务部）

摘要：实验室研制出了低磷配方的抗污性缓蚀阻垢剂，并通过静态缓蚀阻垢试验和动态模拟试验考察了

其缓蚀、阻垢性能，最终在污水回用系统成功应用。试验结果表明：在回用污水：长江水=1:2，药剂浓度为

100mg/L 条件下，其腐蚀率远低于中石化控制标准，该水质浓缩 4.5 倍后，药剂阻钙率为 100%，稳锌率为

94%；类似水质条件和相同加药浓度下，在冷却水动态模拟试验中碳钢试管腐蚀率为 0.0243mm/a，粘附速率

为 5.72mg.(cm-2

.月-1

)。应用于现场污水回用系统的效果同实验室研究一致，也有着优异的缓蚀、阻垢性能。

关键词：抗污染性 缓蚀阻垢剂 污水回用

水资源缺乏不仅影响工业发展，也成为制约

经济发展的主要因素。因此国家推行出诸多水资

源配额使用和污染物排放总量控制等管理制度，

要求企业高度重视污水的资源化利用问题。因此

开展节水减排、水资源重复利用工作是企业实现

可持续发展亟待解决的大事。

某石化企业为响应国家节水减排、节能降耗

的要求，助力建设“蓝天、碧水、净土”的环保

愿景，其中要求污水回用率＞60%。但回用污水

水质苛刻、波动范围大，无法满足多数装置的回

用水水质条件，现有水质条件下可回用污水量仅

占总水量的 11%。因此，开发抗污染性性能更强

的缓蚀阻垢剂，是缓解污水回用系统腐蚀、结垢

问题的一种性价比最高的手段之一。岳阳长岭设

备研究所有限公司研发出一种复合抗污染性缓

蚀阻垢剂（HS 211），对污水回用系统的设备、

管道有良好的缓蚀阻垢效果。

1 实验研究

1.1 回用污水水质

回用污水是经过某石化企业污水系统处理

后可达标外排的水源，虽可达标外排但其作为装

置回用水时，存在部分离子含量不达标的问题，

直接回用将引发设备、管道的腐蚀、结垢， 从

而影响生产装置的长周期运行，回用污水水质见

表 1。

收稿日期：2023-2-10

作者简介：刘丹，毕业于西安石油大学，环境保护工程

师，从事循环水、污水处理药剂开发工作。

表 1 回用污水水质分析表

2019-3-5 2019-4-8 2019-4-30

回用至循环水系统

水质要求

总固溶/mg.L-1

2118 1384 3340（电导） /

浊度/NTU 7.8 6.6 / ＜10

总硬度/mg.L-1

351 / 286 50-300

总碱度/mg.L-1

130 199 326 50-300

氯离子/mg.L-1

291 183.5 227.4 ＜200

钙离子/mg.L-1

268.6 194 226 50-300

总铁/mg.L-1

0.877 0.592 0.738 ＜0.5

硫酸根/mg.L-1

1018 773 1220 ＜300

瑞兹那指数 7.2 7.1

水质特性 腐蚀性 腐蚀性

第 1 期 刘丹等．抗污染性缓蚀阻垢剂在污水回用中的研究与应用 17

由回用污水水质分析表 1 可知：回用污水属

于腐蚀性水，水质稳定性差，部分离子含量起伏

大（硫酸根、电导、氯离子等）。若将该股水回

用至循环水系统，随着浓缩倍数的升高，循环水

的碱度会增加，水的腐蚀性会降低。但浓缩倍数

＞4 后，即使不考虑总固溶的增加，其瑞兹那指

数也有 6.3，仍然属于腐蚀性水。同时回用污水

硫酸根含量较高时（4 月 30 日 1220mg/L），在高

浓缩的作用下存在硫酸钙结垢隐患。

1.2 静态缓蚀性能测试

采用旋转挂片法（GB/T18175-2014）考察

HS 211 对碳钢的缓蚀性能，药剂投加浓度

100mg/L，试验水源为回用污水和长江水按一定

比列的配水。具体水质如表 2。

结合表 2、表 3 可知：（1）100%污水有 4 项

指标超标，分别是硫酸根、氯离子、碱度和电导。

按照 1:2 的比例与长江水混合后，碱度大幅降低，

电导和硫酸根仍然超标。（2）HS 211 无论是在

100%污水还是 1:1、1:2 的配水，都表现出了优异

的缓蚀性能，说明通过投加该药剂，可以有效地

控制因污水回用离子浓度升高导致的腐蚀问题。

1.3 静态阻垢性能测试

依照碳酸钙沉积法（GB/T16632-2019）考察

HS 211 对碳酸钙的阻垢率，药剂浓度 100mg/L。

试验水源直接用回用污水浓缩 1.5 倍，相当于 1:2

（长江水）的配水浓缩 4.5 倍。补加 Ca2

+则是强

化试验条件，更能够考察出配方的阻垢效果。阻

垢试验的试验结果见表 4。

表 4 污水阻垢试验结果（浓缩法）

阻钙率/% 阻锌率/% 稳磷率/%

试后

钙硬

/mg.L-1

碱度

/mg.L-1

钙+碱度

/mg.L-1

回用水 100 77.8 94.1 366 486 852

回用水+200/mg.L-1

钙

98.8 62.8 73.8 626 419 1045

表 3 污水不同配比的腐蚀试验

100%拟回用污水 长江水：回用污水=1：1 长江水：回用污水=2：1

加药 空白 加药 加药 强化缓蚀 空白

腐蚀率/mm.a-1 0.018 0.608 0.017 0.014 0.013 1.16

总磷/mg.L-1 3.33 / 2.9 2.6 4.64 /

表 2 污水不同配比腐蚀试验水质分析结果

碱度

/mg.L-1

钙（以 CaCO3

计）/mg.L-1

硫酸根

/mg.L-1

氯离子

/mg.L-1

总硬（以 CaCO3

计）/mg.L-1

电导

/ms.cm-1

100%回用

污水

312 250 1090 247.9 321 3220

回用污水：

长江水=1：2

146 138 388 87.8 182 1291

控制指标 50～300 50～300 ≤300 ≤200 ≤1200

18 长 炼 科 技 2023 年 第 49 卷

阻垢试验结果显示：回用污水浓缩 1.5 倍后，

配方的阻钙率为 100%，稳磷率为 94.1%，在试后

碱度高达 486mg.L 的情况下，稳锌率仍然接近

80%。强化成垢条件后，阻垢率略有降低，但试

后的“钙+碱度”的含量却达到了 1045mg/L，这

证明配方的阻垢效果良好。根据阻垢试验结果测

算，如果是按照回用污水：长江水=1:2 的比例回

用，回用系统的浓缩倍数可以达到 3 以上，已达

到中石化集团公司的相关要求。

结合静态阻垢、缓蚀试验的结果综合分析发

现：HS 211 在回用污水：长江水=1:2 的水质条件

下，其缓蚀、阻垢效率均良好，尽管在这样水质

条件下，存在少数水质指标略微超标的现象，但

其腐蚀、结垢均可控。

1.4 动态模拟测试

冷却水动态模拟试验（HG/T 2160-2008）是

在实验室给定的条件下，模拟循环水系统现场的

流速、换热材质、换热强度、冷却水进出口温度、

pH、浓缩倍数、水处理药剂浓度等参数，综合评

价 HS 211 的缓蚀和阻垢性能。

HS 211 在特定水质条件下，其静态缓蚀、阻

垢性能均良好，动态模拟实验在静态实验（回用

污水：长江水=1:2）的水质条件下，以长江水与

回用污水的混合水为补充水，投加一定的水处理

剂 运 行 。运 行 中 根 据 推 荐 剂 量 投 加 一 定 的

HS 211，使药剂有机膦在 2.8～3.5mg/L 之间，余

氯＞0.3mg/L，浓缩倍数为 3.5～4.0 倍，在模拟监

测换热器中安装试管（规格Ф10×1×680mm）、

挂片（规格 50×25×2mm），用电导率自动控制

排污。连续运行 15d 后，停止试验，取出试管、

试片进行处理，计算腐蚀速率和粘附速率。

由动态模拟试验结果表可知：HS 211 在特定

的水质条件下有着良好的缓蚀阻垢性能，

碳钢试管的腐蚀率为 0.0243mm/a， 粘 附

速 率 5.72mg/cm2

.月 ； 黄 铜 挂 片 腐 蚀 率 为

0.0021mm/a， 均低于控制标准。说明 HS 211

在循环水系统有良好的防腐蚀、结垢作用，已具

备进一步的工业放大条件。

2 工业应用

2.1 过程控制

在回用污水进行工业应用期间，缓蚀阻垢剂

及氧化性杀菌剂严格按照控制指标投加，余氯控

制差、缓蚀剂剂量不足会造成污水回用系统腐蚀

率超标。系统出现电导、钙硬+碱硬等指标超标

时，通过溢流或旁滤罐反冲洗的方式进行强制排

污，避免结垢风险。

表 6 工业应用过程控制指标

项 目 控制指标

药剂有机膦浓度/mg.L-1

2.8～3.5

钙硬度+总碱度/mg.L-1 ≤110

余氯/mg.L-1 ≮0.3

电导/µs.cm-1 ≯4600

总碱度/mg.L-1 ≮200

表 5 动态模拟试验结果

项 目 数 值 控制指标

试片腐蚀速率/mm.a-1

入口碳钢 0.0051

<0.100

出口碳钢 0.0065

入口黄钢 0.0019

<0.005

出口黄钢 0.0021

碳钢试管腐蚀速率/mm.a-1

0.0243 <0.100

碳钢试管粘附速率/（mg.cm

-2

.月)） 5.72 <20.0

第 1 期 刘丹等．抗污染性缓蚀阻垢剂在污水回用中的研究与应用 19

2.2 现场效果

2020 年 3 月至 6 月完成了污水回用至二循

的工业试验，试验期间主要水质指标均受控，

节水效果较显著，循环水系统腐蚀、结垢、微

生物控制均良好。工业试验成功后，8 月将污水

相继回用至某石化企业的一循和五循，应用期

间循环水腐蚀、结垢控制如图 1、图 2 所示：

图 1 试管腐蚀率变化趋势图（＜0.1 mm.a-1）

图 2 试管粘附速率变化趋势图(＜20 mcm)

由 HS 2 11 在污水系统的工业应用可知：在

回用水水质正常、介质无泄漏的情况下，一循、

五循污水回用比多在 30～40%，二循回用比多

在 40～65%期间，系统腐蚀、结垢均控制良好。

部分水质异常（2021 年 2 月大检修前清洗，2021

年 5 月大检修开工）、介质泄漏时段（2020 年 9

月、2021 年 6 月、7 月、10 月），存在试管腐蚀

率、粘附超标的情况，但并非长周期连续超标

情况。

2.3 大检修水冷器运行效果

水冷器的运行效果是对回用污水系统水质

情况最直接的评价，可很好地反应循环水的腐

蚀、结垢情况。项目实施至 2021 年大检修停工

前，二循污水回用已有一年，一循、五循有 7

个月。将检修一循、二循、五循腐蚀、结垢达

到三级及以上级别的水冷器占比情况与2017年

进行对比，对比情况见图 3。

由腐蚀、结垢情况对比图 3 可知：与 2017

年检修时相比，一循严重腐蚀的水冷器比例大

幅减少，二循和五循已没有严重的腐蚀。少数

水冷器因出水水温超标、流速严重偏低的原因，

存在一定的结垢情况。多数水冷器在流速控制

20 长 炼 科 技 2023 年 第 49 卷

合理、出水不超温的情况下，其结垢情况基本

良好，不存在普遍性的结垢问题，说明 HS 211

有良好的缓蚀、阻垢性能。

2.4 节水减排效果

截止 2022 年 6 月累计回用污水约 1.8 Mt，

相应降低新鲜水耗约 1.8 Mt，减少外排污水量

约 1.8 Mt。同时污水外排量的减少可实现水源

的源头净化，减少 COD 外排量约 72t，环保效

益显著，可为企业创造直接经济效益（新鲜水

费、排污费、环保税费等）约 500 万元。

图 3 污水回用系统腐蚀、结垢情况对比

3 结论

（1）静态缓蚀阻垢试验：将回用污水与长

江水按照 1:2 的比例混合，加入 100mg/L 的 HS

211，进行缓蚀、阻垢试验，碳钢挂片腐蚀率都

远低于中石化控制指标。同时浓缩 4.5 倍的条件

下，阻钙率为 100%，稳磷率为 94.1%，稳锌率

接近 80%。

（2）动态模拟试验：当回用污水与长江水

比例为 1:2、浓缩倍数 3.5～4.0 时，余氯及有机

膦达标前提下，在 HS 211 的作用下，碳钢试管

的 腐 蚀 率 为 0.0243mm.a-1 ， 粘 附 速 率 为

5.72mg/cm2

.月；黄铜挂片腐蚀率为0.0021mm/a，

低于控制标准。

（3）工业应用：HS 211 在介质无泄漏，循

环水总有机膦 2.8～3.5mg/L，钙+总碱度＜

1100mg/L，余氯＞0.3mg/L，电导＜4600us/cm

的水质条件下，系统腐蚀、结垢均可控。

（4）2020年3月至2022年6月，在HS 211

的作用下，污水回用项目顺利实施，累计减少

新鲜水耗约 1.8 Mt、污水外排量约 1.8 Mt、COD

外排量 72t，创造直接经济效益约 500 万元，经

济环保效益显著。

（5）HS 211 可以有效缓解污水回用系统因

离子含量过高，引发的腐蚀、结垢问题，为污

水系统长周期平稳运行提供了有利保障。

参考文献

[1] 魏存发，梁宝峰．循环冷却水缓蚀阻垢剂的现状

及发展[J]．石化技术与应用，2000，18(5)：

302-304．

[2] 黄娟，徐强，任忐峰等．循环冷却水缓蚀剂和阻

垢剂的研究进展[J]．电镀与精饰，2009，31(2)：

22-31．

[3] 李军．循环水处理剂在实际生产中的应用研究

[D]．山东大学，2012.

[4] 周本省．工业循环冷却水中金属的腐蚀与腐蚀控

制(I)[J]．清洗世界，2005，21(6)：24-25.

[5] 于文云等.污水回用技术在乙烯循环水系统的工

业应用[J].工业水处理,2004,24(2):67-69.

[6] 王成等.循环水系统排污水回用工业应用试验[J].

石化技术,2003,10(2):49-52

2023 年 3 月 长 炼 科 技 第 49 卷第 1 期

制氢装置不同原料运行分析

刘 忠

（炼油二部）

摘要：通过对 5×104 Nm³/h 制氢装置在 100%天然气制氢和混合进料（干气占比 79%、天

然气占比 21%）制氢两种工况下，产氢能力、工艺条件及能耗进行分析，得出的结论是加氢

干气为原料时产氢能力优于全天然气作原料，能耗也表现为全天然气为原料时较高，以此可

为提高装置产氢量和降低能耗提供参考。

关键词：天然气 产氢比 能耗

5×104 Nm³/h 制氢装置是《长岭分公司原油

劣质化及油品质量升级改造项目》工艺流程中的

一套主体装置，由洛阳石化工程公司设计，中国

石化集团第五建设公司承建，装置使用炼厂干气

为原料，采用轻烃水蒸汽转化制氢工艺和成都天

一科技专有技术的 PSA 净化工艺，工艺过程控制

采用浙大中控提供的集散型控制系统（DCS），装

置于 2010 年 6 月破土动工，2011 年 5 月建成中

交，2011 年 8 月 20 日建成投产。制氢装置于 2019

年 3 月进行扩能改造，改造后最大负荷率 108%。

因氢气需求量增加，制氢原料不足，2017 年引入

华润天然气，2021 年 9 月高压天然气引进装置。

操作上根据原料变化情况调整，制氢原料加

氢干气不足时，补充天然气做制氢原料，来维持

负荷。巴陵氢气不足时，提高制氢产氢量，来平

衡氢气系统。针对这些情况对天然气制氢，从产

氢能力、操作、能耗上进行分析、对比不同原料

对装置的影响。

T102水洗

塔原料来

压缩机

R101 R102A R102B R103

R104

转化炉

转化段

烟气

对流段

第二次

第一次 配汽

配汽

PSA 产品氢去管网

解吸气去转化炉

原料预处理部分

氢气提纯部分

图 1 制氢装置原则流程图

1 流程简介

来自界区外的炼厂气、天然气等，经原料气

压缩机升压，首先进入加氢反应器(R-101)，在加

氢催化剂的作用下发生烯烃饱和和氢解反应，把

烯烃转化成烷烃，把有机硫转化为无机硫，有机

氯转化为氯化氢，然后再进入氧化锌脱硫反应器

(R-102A/B)。脱硫后进入预转化反应器(R-103)。

在预转化催化剂作用下，原料和蒸汽发生一系列

的热裂解、催化裂解、脱氢、加氢、积碳、氧化、

变换以及甲烷化等系列反应。出预转化后的原料

气由上集合管进入转化炉辐射段。在催化剂的作

用下，原料气与蒸汽发生复杂的转化反应。整个

反应过程表现为强吸热反应，反应所需的热量由

设在转化炉顶部的气体燃料燃烧提供。出转化炉

的高温转化气经转化气蒸汽发生器(E-101)发生

中压蒸汽后，温度降至 340℃，进入中温变换反

应器(R-104)，在铁基催化剂的作用下发生 CO 和

收稿日期：2023-2-10

作者简介：刘忠，毕业于湘潭大学，助理工程师，现从

事炼油工艺管理工作。

22 长 炼 科 技 2023 年 第 49 卷

H2O 的变换反应，生成更多的氢气，中变气经分

水冷却后降温至 40℃，进入 PSA 部分。原料气

由入口端自下而上通过正处于吸附步骤的吸附

器，吸附器内装填的吸附剂吸附混合气中的强吸

附杂质组份，弱吸附组份―氢气作为产品，从吸

附床出口端流出，输出界外，流程图见图 1。

2 原料气的组成

制氢装置原料为加氢干气和天然气，并以加

氢干气为主，加氢干气原料不足时，以天然气做

补充。工况 1 为 100%天然气做原料，工况 2 为

混合原料，其中加氢干气占比 79%，天然气占比

21%，原料组成分析见表 1。

从表 1 中看出：

工况 1 时，原料气中甲烷含量为 95.20%、氢

含量 0.21%、C3

+含量为 0.29%、平均分子量 16.51、

碳氢比 0.251、密度 0.737kg/m3。工况 2 时，原料

气中甲烷含量 50.55%、氢含量 25.03%、C2 含量

9.4%、C3

+含量为 11.28%、平均分子量 18.02、碳

氢比 0.264、密度 0.805kg/m3。

对于不同的原料，制氢的总反应式为：

CxHy + H2O→CO + CO2 + H2；

其中原料气分子可用通式 CxHy 表示；

工况 1 的原料气分子通式为 C0.251H1，工况 2

的原料气分子通式为 C0.264H1。

3 对比情况

在不同原料的工况下，从产氢能力、操作参

数、能耗三个方面进行比较分析。

3.1 产氢能力数据对比

对两种工况下进料量、产氢量、产氢比等

DCS 数据进行比较，详情见表 2、表 3。

从表 2 可以看出，混合原料的总产氢比为

3.356Nm3

/Nm3 原料，表观产氢比 3.00Nm3

/Nm3

原 料 ； 全 天 然 气 做 原 料 时 ， 总 产 氢 比 为

3.019Nm3

/Nm3 原料，表观产氢比 2.710Nm3

/Nm3

原料。

3.2 预转化反应器操作参数对比

理论上计算以 C3 组分为原料预转化反应表

现几乎为等温反应，以 C3以下的轻组分为原料均

表现为吸热反应，以 C3 以上重组分为原料均表现

为放热反应。因此，当使用天然气为原料时，整

个预转化反应器表现为吸热反应，进人预转化催

化剂的温度控制在 520℃，使用轻石脑油、炼厂

表 1 原料组成分析

项目 工况 1 工况 2

原料气组成/% (vol) （天然气 100%） （加氢干气 79%+天然气 21%）

甲烷 95.2 50.55

乙烷, 0.63 9.38

乙烯 0 0.02

丙烷 0.19 7.04

丙烯 0 0.02

异丁烷 0.03 1.61

正丁烷 0.04 1.85

异戊烷 0.01 0.37

正戊烷 0.01 0.28

氢气 0.21 25.03

氮气 3.37 3.73

其中：C5

+ 0.02 0.11

C3

+ 0.29 11.28

合计 100 99.9

平均分子量 16.51 18.02

密度/kg.Nm-3 0.737 0.805

碳/氢(mol 比) 0.251 0.264

第 1 期 刘忠．制氢装置不同原料运行分析 23

气为原料时，整个预转化反应器表现为放热反

应，进人预转化催化剂的温度控制在 450℃以下，

确保预转化反应器出口温度不高于 530℃。事实

上吸放热的强弱与原料组成有关,入口的温度根

据组成进行调整，确保预转化反应器出口不超温

[1]。在两个不同工况下，预转化反应器床层入口

温度相同的情况下，反应器出口温度相差较大，

两个不同工况下反应器出入口温度变化如图 2 所

示。

从表 1 中看出：

工况 1 时，原料气中甲烷含量为 95.20%、氢

含量 0.21%、C3

+含量为 0.29%、平均分子量 16.51、

碳氢比 0.251、密度 0.737kg/Nm3。

工况 2 时，原料气中甲烷含量 50.55%、氢含

量 25.03%、C2 含量 9.4%、C3

+含量为 11.28%、

平均分子量 18.02 、 碳 氢 比 0.264 、密度

0.805kg/Nm3。

对于不同的原料，制氢的总反应式为：

CxHy + H2O→CO + CO2 + H2；

其中原料气分子可用通式 CxHy 表示；

工况 1 的原料气分子通式为 C0.251H1，工况 2

的原料气分子通式为 C0.264H1。

350

370

390

410

430

450

470

2022/3/27…

2022/3/27…

2022/3/27…

2022/3/27…

2022/3/27…

2022/3/28…

2022/3/28…

2022/3/28…

2022/3/28…

2022/3/28…

2022/3/28…

2022/3/29…

2022/3/29…

2022/3/29…

2022/3/29…

2022/3/29…

2022/3/29…

2022/3/29…

2022/3/30…

2022/3/30…

2022/3/30…

2022/3/30…

2022/3/30…

2022/3/30…

2022/3/31…

2022/3/31…

2022/3/31…

2022/3/31…

2022/3/31…

2022/3/31…

原料不同温度变化

R103入口温度/℃ R103出口温度/℃

图 2 R103 出入口温度变化

表 3 全天然气与混合进料制氢小时均值表量对比/m3

.h

-1

类别 全天然气 混合进料

进料 14083 15185

PSA产氢量 38161 45580

产氢比 2.71 3.0

表 2 两种工况下的产氢能力对比

项目 工况 1 工况 2

制氢进料/m3

.h-1 14084 15185

原料含氢量/m3

.h-1 501 4625

总氢 PSA 原料总氢量/m3

.h-1 42513 50976

其中：PSA 产品氢量/m3

.h-1 38161 45581

解吸气中含氢量/m3

.h-1 4352 5395

总产氢比（PSA 原料总氢/原料）/m3

.m-3 3.019 3.356

总产氢比（PSA 原料总氢/原料）/kg.kg-1 0.366 0.373

表观产氢比(产品 H2/原料)/m3

.m-3 2.71 3.00

表观产氢比(产品 H2/原料)/kg.kg-1 0.328 0.333

24 长 炼 科 技 2023 年 第 49 卷

从图 2 看出，预转化反应器入口温度维持相

对稳定的情况下，原料气从工况 2 改工况 1，反

应器出口温度从 455℃降至 385℃，降温约 70℃，

比反应器入口温度低约 30℃，以纯天然气为原料

时，是一个吸热反应。从工况 1 恢复工况 2 后，

R103 放热反应大于吸热反应，反应器出口温度从

385℃回升至 450℃。

3.3 能耗对比

根据两种工况下各项实物消耗，计算能量单

耗，得出综合能耗，见表 4。

从表 4 中看出，工况 1 全天然气制氢综合

能耗为 1447kgoe/t，工况 2 混合进料制氢综合

能耗为 1307kgoe/t， 工况 1 装置综合能耗高于

工况 2。从图 1 中看出，工况 1 与工况 2 时相比，

预转化出口温度下降了约 70℃，转化入口温度

降低时，维持同等的转化率时，转化炉需要更

多的热量。表明混合进料时更节能，装置能耗

较低。

4 结论

通 过 对 不同原料 下 制 氢 效 果 进行对

比，发现产氢能力方面，原料为混合原料时，

总产氢比为 3.356 N m3

/ N m3 原料，表观产氢

比为 3 Nm3

/ Nm3；原料为全天然气时，总产氢

比 为 3.019 Nm3

/ Nm3 原 料 ，表 观 产 氢 比

为 2.710N m3

/ Nm3原料，说明混合进料时，产

氢能力比天然气强；能耗方面，全天然气作原

料时，预转化反应器催化剂床层有约 70℃温降，

装 置 综 合 能 耗 由 1307kgoe/t 上升至

1447kgoe/t。混合进料制氢时，预转化反应表

现为放热反应，温升大，转化入口温度高，反

应所需热量相对少，装置能耗较低。

参考文献

[1] 郝树仁，董世达主编．烃类转化制氢工艺技术[M].

北京：石油工业出版社，2009.8：40

表 4 两种工况下能源消耗对比 单位：kgoe/t

项目 工况 1 工况 2

新鲜水 0 0

循环水 5.58 4.66

除盐水 16.76 16.71

凝结水 -5.42 -4.51

3.5MPa 蒸汽 -310.51 -378.47

1.0MPa 蒸汽 36.66 31.24

电 kW.h-1 132.26 110.09

燃料气 1618.11 1566.49

热联合 万大卡 -46.79 -38.95

能耗合计 kgoe/t H2 1447 1307

2023 年 3 月 长 炼 科 技 第 49 卷第 1 期

戊烷油产品生产工艺优化

王奇，李林，陈爱青，蔡维

（炼油二部）

摘要：连续重整装置生产戊烷油过程中，由于生成油加氢催化剂加氢活性下降，戊烷油产品溴指数不合

格。通过将部分戊烷油原料改出戊烷油生产工艺流程，降低了戊烷油中烯烃含量，确保了产品质量合格，但

是戊烷油产量同步减少约 2t/h。通过优化工艺流程，减少分离过程 C5 的损失，弥补了因改善戊烷油产品质

量过程中造成的产量损失，提升了重整装置的整体效益。

关键词：连续重整 工艺优化 戊烷油 溴指数

1 戊烷油生产简介

长岭炼化分公司 0.7Mt/a 连续重整装置以常

减压装置石脑油为主要原料，同时加工部分外购

石脑油；1.0Mt/a 柴油加氢转化装置建成投产后，

为提高重整氢气和三苯（苯、甲苯和二甲苯）收

率，重整开始掺炼 1.0Mt/a 加氢转化石脑油。

1.0Mt/a 加氢石脑油与常减压装置石脑油混合进

入重整预分馏塔 T1102，拔出 C4 及以下轻组分，

进入预加氢单元，脱除硫、氮和金属等杂质后进

入反应单元，具体流程见图 1。汽提塔 T1101 和

重整反应后脱戊烷塔顶液相作为生产戊烷油原

料，具体见图 2。戊烷油质量指标为：戊烷烃

≥99.0%，异戊烷烃含量 68～72%，正戊烷烃含量

范围 28～32%，C4 及以下烃类≤0.5%，C6 及以上

烃类≤0.5%，溴指数≤86mg/100g。

T1101

Offgas

T1101

LPG

R1102A/B

Heater

Reactors

R1101

T1102

Offgas

T1102

LPG

100万加氢石脑油与

常顶石脑油混合进料

图 1 100 万加氢石脑油与常减压石脑油混合作重整原料流程图

2 戊烷油生产瓶颈

在连续重整装置运行过程中，因生成油加氢

催化剂活性下降，戊烷油中烯烃含量逐渐升高，

戊烷油产品溴指数超标，产品质量不合格；同时

因催化剂更换成本较高，在线更换催化剂难度较

大，易发生环保事件风险，若无法及时更换生成

油加氢催化剂，重整戊烷油因溴指数超标问题将

面临停产风险；长岭炼化没有其他戊烷油生产基

地，如果重整戊烷塔装置不能生产合格的戊烷

油，C5 资源只能做乙烯料等低价值产品，如何优

化工艺，改善戊烷油的质量和产量，关乎公司整

体效益[1]。

3 戊烷油质量分析与优化

为弄清楚戊烷油溴指数超高原因，在生成油

加氢反应前和生成油加氢反应器出口分别进行

采样分析，图 3 为化验分析结果，从图 3 可知，

生成油加氢反应前的油品溴值变化不大，维持在

3gBr/100g 左右；2021 年年初装置大检修前后，

R1210 出口溴指数一直维持在较高水平，生成油

加氢后油品溴指数在 2021 年 11 月初开始持续上

升，从维持在 200mg/100g 左右上升至 4 月份的

收稿日期：2023-2-10

作者简介：王奇，毕业于中国石油大学（北京）化学工

程与技术专业，助理工程师，现从事工艺管理作。

26 长 炼 科 技 2023 年 第 49 卷

384mg/100g（指标控制为 86mg/100g），造成戊烷 油产品质量不合格。

T1101

Offgas

T1101

LPG

Heater

Reactors

精制石

脑油

T1201

Offgas

T1201

LPG

R1210A

/B/C/D

戊烷油分离塔

图 2 戊烷油来原料流程图

0

1

2

3

4

5

6

0

50

100

150

200

250

300

350

400

R1210出 口,溴指数,mgBr/100g

V1901底 油,溴值,gBr/100g

图 3 生成油加氢反应前后油品溴指数（溴值）变化趋势图

现有条件下，重整生成油加氢反应器入口温

度最高只能提至 145℃，可通过在重整生成油加

氢反应器前增加加热设备，提高生成油反应温度

来有效降低戊烷油烯烃含量，改善戊烷油质量，

但是该方案需装置停工期间才能实施，等待时间

过长。

在无法及时更换生成油加氢反应器催化剂

时，为保证戊烷油产品质量合格，从戊烷油原料

入手，通过将部分烯烃含量较高原料改出生产戊

烷油原料，考察戊烷油产品质量是否能够满足要

求。表 1 是生产戊烷油原料化验分析结果，从结

果可以看出，脱戊烷塔顶油中烯烃含量较高，是

汽提塔顶油的 8 倍，且 C5含量较低，适合作为改

出生产戊烷油原料，将其改出生产戊烷油原料

后，戊烷油产品中烯烃含量可显著减少，且戊烷

油产量下降相对较少。

3 月 9 日开始，T1201 塔顶液相逐步改出生

产戊烷油工艺流程，T1101 塔顶液相单独作为戊

烷油生产原料油；在 T1201 塔顶液相改出戊烷油

生产工艺流程后，戊烷油溴指数明显下降，图 4

是将 T1201 塔顶液相改出戊烷油原料油后的戊烷

油溴指数变化趋势，从图 4 可知，T1201 塔顶液

相改出戊烷油原料油流程后，戊烷油产品质量明

显转好，最终溴指数下降至 7mg/100g，戊烷油溴

指数合格，但同步戊烷油产量下降较多，约 2t/h。

表 1 戊烷油原料化验分析/%

项目 ≤C4 C4 烯烃 异戊烷 C5 烯烃 正戊烷 C6 烷烃 环戊烷

汽提塔塔顶油 1.6 0 28.83 0.01 36.61 27.1 5.82

脱戊烷塔塔顶油 17.96 0 18.82 0.08 12.39 46.8 3.95

第 1 期 王奇等．戊烷油产品生产工艺优化 27

4 戊烷油产量优化提升

通过戊烷油质量分析与优化后，戊烷油产品

溴指数降低，质量满足产品要求，但是产量同步

有较大的下降，减少约 2t/h，如何继续优化重整

工艺，增加戊烷油产量，对重整装置整体效益具

有重要意义，需要设法进行解决。

图 4 戊烷油溴指数和产量变化趋势图

1.0Mt/a 加氢转化轻石脑油中含有较多的

C5 组分，在 T1102 分离 C4及以下轻烃组分时，

因塔分离效果受限，存在部分 C5组分从 T1102

塔顶拔出，造成戊烷油的损失。为了降低 T1102

分离 C4 及以下轻烃组分时造成 C5 组分的损失，

可通过改变 1.0Mt/a 加氢转化轻石脑油与常减

压装置石脑油混合进料方案，将 1.0Mt/a 加氢转

化轻石脑油直接改进预加氢 R1101（优化后方

案 B），有效避免 T1102 分离过程造成 C5 组分

拔出损失，具体方案流程见图 5。

4.1 软件模拟测算

通过 PertroSIM 模拟软件分别模拟原有方

案 A 和优化后方案 B 两种工艺过程，比较两种

不同工艺方案对戊烷油损失的影响。模拟条件：

T1102 塔底油初馏点 64.2℃，回流比 1.5，塔顶

气相外排 393kg/h。其中，T1102 进料为常减压

石脑油时，进料量为 90t/h，T1102 进料为 1.0Mt/a

加氢石脑油与常减压装置石脑油混合料时，进

料量为 102t/h，1.0Mt/a 加氢柴油转化轻石脑油

流量为 12t/h。1.0Mt/a 加氢柴油转化轻石脑油

PONA 分析和常减压装置石脑油 PONA 分析见

表 2，两种不同工艺方案模拟结果见表 3。

从表 3 可知，在控制 T1102 塔底油初馏点、

塔回流比和塔气相外排量大小一定条件下，

1.0Mt/a 柴油加氢转化轻石脑油直接改进 R1101

会减少 T1101 塔顶液态烃外排量大小，且能降

低塔顶外排液态烃中 C5的含量，其中，液态烃

外排量从 10685 kg 减少至 6987 kg，iC5 从

34.16%下降至 22.98%，iC5质量损失为 2045 kg。

戊烷油生产过程中，质量控制为 iC5/nC5 为 7/3，

且产量受限于 iC5 含量，即优化后方案 B 相较

原有方案 A 可减少戊烷油损失约 2921 kg/h。

T1101

Offgas

T1101

LPG

R1102A/B

Heater

Reactors

R1101

T1102

Offgas

T1102

LPG

石脑油进料

100万油与常减压

石脑油混合进料

100万加氢石脑

油作R1101进料

图 5 1.0Mt/a 加氢石脑油两种进料工艺方案对比流程图

4.2 实际运行情况

2022 年 3 月，1.0Mt/a 柴油加氢转化轻石脑 油直接进 R1101 工 艺 流 程 改 造 完 成 并 投

28 长 炼 科 技 2023 年 第 49 卷

用 ， 3 月份整体运行平稳，戊烷油增产效果明

显，两 种 工 艺 方 案 戊 烷 油 生 产 实 际 产 量

趋势图见图 6。从图 6 戊烷油产量变化趋势

图可以看出，1.0Mt/a 柴油加氢转化轻石脑油直

接进 R1101 后，戊烷油产量明显增加。

两种工艺方案戊烷油平均产量见

表 4，从表 4 可以看出：1.0Mt/a 油进 R1101

可以多生产戊烷油约 2t/h。从 2 部分模拟两种

工艺方案戊烷油损失可知，优化后方案相较于

原有方案 A 可减少戊烷油损失 2.9t/h。

图 6 戊烷油产量变化趋势图

5 结论 （下转第 41 页）

表 2 连续重整装置原料油 PONA 分析

1.0Mt/a 加氢柴油转化轻石脑油 PONA 分析 常减压装置石脑油 PONA 分析

C num nP iP O N A C num nP iP O N A

2 0 0 0 0 0 2 0 0 0 0 0

3 0 0 0 0 0 3 0.73 0 0 0 0

4 3.29 0.03 0 0 0 4 3.28 0.84 0 0 0

5 6.41 20.8 0.07 0.79 0 5 5.33 4.86 0.05 0.66 0

6 2.03 12.95 0 9 4.58 6 5.29 6.1 0 5.24 1.1

7 0.36 3.94 0 10.59 8.78 7 5.18 5.05 0 8.83 2.58

8 0.09 2.44 0 5.42 5.17 8 4.21 6.34 0 8.43 4.8

9 0 1.04 0 0.77 1.14 9 3.07 4.37 0 6.92 1.88

10 0 0.17 0 0 0.06 10 0.65 2.94 0 0.8 0.16

11 0 0.1 0 0 0 11 0 0.24 0 0 0

表 4 两种戊烷油产量情况

项目 原有方案 A 优化后方案 B 差值

平均产量/t.h-1 3.1 5.1 2

表 3 两种不同工艺方案模拟结果

T1102 塔顶液相外排（1.0Mt/a 油进 T1102） T1102 塔顶液相外排（1.0Mt/a 油不进 T1102）

项目 液相外排量/kg iC5 nC5 项目 液相外排量/kg iC5 nC5

含量 10685 34.16% 18.34% 含量 6987 22.98% 16.14%

2023 年 3 月 长 炼 科 技 第 49 卷第 1 期

基于 Petro-SIM 对催化裂化解吸塔的模拟与优化

周 念

（炼油二部）

摘要：文章主要模拟了长岭分公司 2.8Mt/a 多产异构烷烃催化裂化装置吸收稳定系统解吸塔，分析了解

吸塔运行问题及优化措施，解吸塔的主要作用是通过加热将凝缩油中 C1、C2 组分以及其它微量 CO2、H2S

组分解吸出来，经塔顶引出同压缩富气混合后经冷却器冷却后进入气液分离罐，塔底的脱乙烷汽油被送至稳

定塔切割成液态烃和稳定汽油。2022 年全流程标定数据中显示，解吸气中≥C3 组成占据 86.2%，极大增加

冷却器冷却负荷以及吸收塔负荷等，旨利用 Petro-SIM 软件对解吸塔进行模拟优化，以减少解吸气中 C3 及以

上组分含量，降低冷却器负荷以及吸收塔吸收负荷。通过模拟优化发现当塔底温度为 101.40℃，塔顶温度为

58.22℃，塔顶压力 1.37Mpa 时，解吸气量可降低 3.66 kNm3

/h，冷却负荷降低 358KW。

关键词：Petro-SIM 软件 催化裂化 解吸塔 模拟 优化

催化裂化装置主要作用是将重质油轻质化，

是炼油工程中重要的二次加工手段之一，其主要

产品包括液化气、汽油、柴油，副产品包括油浆、

干气等产品[1]。催化反应生成的裂化气经气压机

压缩后，在吸收稳定系统中分离为干气、液态烃

等产品。解吸塔的主要作用是解吸凝缩油中 C2

以下组分，避免其夹带进去稳定塔，引起稳定塔

操作异常或者产品质量波动，而解吸塔过度解吸

将致使大量的 C3 和 C4组分在冷凝冷却器、吸收

塔和解吸塔之间的恶性循环，不但增加了吸收

塔、解吸塔的操作负荷，影响了吸收塔的吸收能

力，使干气质量变差，夹带大量 C3组分，还影响

到丙烯收率，大量的 C3和 C4组分在吸收塔和解

吸塔循环，使得装置能耗增加。

Petro-SIM 是世界上最全面综合又严格精细

的炼厂模拟软件，广泛应用于炼油厂与石化厂，

使炼油化工厂加工量、收率以及利润等达到最大

化[2]。随着催化原料油性质逐渐变重，为得到较

好产品分布，往往通过改变催化剂活性、剂油比

以及反应温度等条件，不可避免的将产生更多气

体；其次，随着上下游装置排出的不凝气增多，

这些气体也会进入催化装置，使得气压机一直是

满负荷甚至超负荷运行，极大地增加了吸收稳定

系统的负荷，造成解吸塔解吸效果不理想，引起

干气 C3、液态烃 C5、稳定汽油蒸汽压难以控制

等问题。催化装置一直是我厂重要效益装置之

一，在吸收稳定系统大负荷运行下，不断解决解

吸塔运行存在的问题，优化解吸塔操作，保证吸

收稳定系统的产品质量合格，并且进一步保证装

置安稳长满优运行，促使效益最大化是企业需要

考虑的问题。

1 问题分析

1.1 富气量分析

图 1 为 2022 年全年气压机入口压缩前富气

流量曲线图，图中 a 线为气压机设计之初正常工

况流量 65.43kNm3

/h，b 线为气压机设计之初最大

工况流量 71.88kNm3

/h，可以看到气压机全年有

一 大 半 时 间 是 超 负 荷 运 行 ，最 大 流 量 可 达

到 78 kNm3

/h，意味着吸收稳定系统负荷也增大。

标定期间（2022 年 9 月 28 日 8:00～2022 年 9 月

30 日 8:00），平均加工量达 300t/h，负荷达到 90%，

一反应平均温度 535℃，二反应平均温度 512℃，

反应深度较高，气压机入口富气流量70.4kNm3

/h，

操作负荷接近最大工况流量，极大增加吸收稳定

系统负荷。因而降低解吸塔解吸气中 C3 以上组分

含量，可以降低吸收稳定负荷，提高产品质量。

1.2 气体样品分析

表 1 为标定期间压缩前富气、压缩后富气、

干气、贫气以及解吸气样品组成分析结果，从表

中数据可知压缩前富气中含有 10.44%汽油组分，

汽油组分夹带主要由外来介质进料温度高引起，

分馏塔塔顶冷却后温度为 41℃，进气压机前温度

收稿日期：2023-2-10

作者简介：周 念，毕业于湘潭大学，助理工程师，从事

炼油技术管理工作。

30 长 炼 科 技 2023 年 第 49 卷

为 46℃，而压缩后富气经过压缩冷却只含 2.63%

汽油组分，压缩后部分液态烃与汽油组分冷凝下

来，降低了富气量。干气中≥C3 含量占 3.65%，

其中丙烯含量占 1.22%，表明吸收塔与再吸收塔

负荷较大，C3 含量不容易控制低于 3.0%，并且

造成丙烯流失。贫气中汽油组分含量大于压缩后

富气，主要原因可能是气相负荷大，夹带了汽油

吸收剂组分。解吸气中≥C3 含量占 86.2%，其中

≥C5含量占 20.16%，控制偏高，具有优化潜力。

因此通过优化减少解吸气中 C3组分以上含量，降

低吸收塔、解吸塔负荷，提高吸收稳定系统产品

收率以及质量具有较高经济效益。

图 1 2022 年全年气压机入口压缩前富气流量曲线图

表 1 富气、干气、贫气以及解吸气等组成

项目 压缩前富气 压缩后富气 干气 解吸气

CH4 10.25 12.39 23.43 0.07

C2H6 4.73 12.53 10.5 6.81

C2H4 4.67 8.48 10.5 2.17

C3H8 5.14 4.76 0.25 8.89

C3H6 18.82 20.89 1.22 38.14

iC4H10 8.58 2.70 0.16 7.71

nC4H10 2.13 0.59 0.08 2.08

nC4H8 2.96 0.70 0.1 2.60

iC4H8 2.44 0.62 0.05 2.15

tC4H8 2.57 0.70 0.05 2.41

cC4H8 2.21 0.50 0.09 2.06

iC5H12 5.84 1.49 0.65 10.45

nC5H12 0.50 0.19 0.06 1.44

>C5 4.10 0.95 0.94 8.27

CO2 1.27 1.95 2.91 0.14

CO 0.27 0.20 0.96 0.00

O2 0.33 0.59 0.6 0.12

N2 6.22 11.20 11.7 2.08

H2 15.88 15.56 34.15 0.00

H2S/mg.m-3 11000 30000 16000 24000

总硫/mg.m-3 17417 47499 25333 38000

第 1 期 周念．基于 Petro-SIM 对催化裂化解吸塔的模拟与优化 31

1.3 外来介质分析

表 2 为标定期间外来介质进入提升管反应器

以及分馏塔顶气液分离器（V203）来量大小。从

表中数据可知，外来介质进入量平均为 5.8t/h 左

右，其组分主要是 C1～C4，大大增加气压机负荷

以及吸收稳定系统负荷；来量最多的主要是Szorb

尾气和 PO 尾气，同时受到其来量不稳定，并且

波动大的影响，极大增加了反再系统以及吸收稳

定系统的操作挑战性，对产品质量也会产生一定

的波动。

2 T302 建模

2.1 流程简介

图 2 解吸塔（T302）工艺流程图

图 3 Petro-SIM 解吸塔工艺模拟流程图

图 2 为解吸塔的工艺流程图，来自气压机

的压缩富气与解吸塔解吸气混合后，利用酸性

水洗后进入 EA301 冷却，再与吸收塔底油混合

进入水冷 E302 后来到气压机出口气液分离器

V302，V302 凝缩油通过 P303 输送进入解吸塔

第一层塔盘，凝缩油进入解吸塔后，通过塔底

重沸器 E307、E310 以及中段重沸器 E306 不断

加热，解吸出凝缩油中的 C1、C2 组分以及其它

微量 CO2、H2S 组分等，解吸气从塔顶出来，

脱乙烷汽油从塔底出来，经过换热后进入稳定

塔得到液态烃和稳定汽油产品。

2.2 工艺流程建模

利用炼油模拟软件 Petro-SIM 对解吸塔

T302 建模模拟，模拟所用的数据取自 2022 年

全流程标定数据（表 1）。如图 3 为解吸塔 T302

的 Petro-SIM 模拟流程图，通过模拟结果的数据

与实际生产参数对比，说明模拟数据的可靠性。

图 3 中流股 1 为解吸气、流股 2 为液态烃、流

股 3 为稳定汽油，流股 4 是为它们三股物料的

混合进料，即为凝缩油（解吸塔进料），流股 5

为模拟后塔顶解吸气，流股 6 为模拟后脱乙烷

汽油，根据标定期间 T302 操作条件进行设定进

料温度，塔顶以及塔底压力。

2.3 解吸塔建模

图 4 为 Petro-SIM 解吸塔模拟的详细流程

图，按照现场实际情况建立解吸塔的工艺流程，

以及相关重沸器 E306、E307 和 E310，相关进

料参数以及操作参数按照标定期间生产情况设

定，并通过改变进料温度、塔顶压力以及 nC5

组分含量大小等条件探讨对模拟后塔顶解吸气

量的影响，以及通过降低的解吸气量计算降低

负荷的大小。

3 模拟结果分析

3.1 模拟数据分析

表 2 标定期间外来介质进装置流量

项目 气分不凝气 1#Szorb 尾气 2#Szorb 尾气 PO 尾气 聚丙烯尾气 乙苯富丙烯气

28 日平均流量/t.h-1 0.38 1.75 0.87 1.88 0.33 0.56

29 日平均流量/t.h-1 0.39 1.88 0.83 1.86 0.32 0.58

32 长 炼 科 技 2023 年 第 49 卷

表 3 为 标 定 期 间 解 吸 塔 的 进 料 状

况 ，分为 9 月 28 日、29 日单日以 及 9月28日～

9月29日两日平均进料情况，操作条件为进料温

度为 42℃，塔顶温度 54.49℃，塔底温度

119.80℃，塔顶压力为 1.32 Mpa，塔底压力为

1.37Mpa，从表中可见两日解吸气、液态烃和稳

定 汽 油 的 量 较 平 稳 ， 两 日 平 均 分 别 为

15.88 kNm3

/h 、59.62t/h、121.31 t/h。

图 4 Petro-SIM 解吸塔模拟流程图

3.2 模拟结果分析

建模以 28 日～29 日两日平均进料情况模

拟分析，探讨进料温度、塔顶压力以及规定塔

顶 nC5 组分含量等因素对塔顶解吸气的影响，

模拟数据结果如下表 4、表 5、表 6。

从表 4 的模拟数据可知，随着进料温度提

高，其它条件不变情况，塔顶温度、塔底温度

都在提高，同时解吸气量以及解吸气≥C3 也逐

渐增加，nC5 组分含量也随着增加，并且都能确

保脱乙烷汽油中不含≤C2 组分。当进料温度为

40℃时，解吸气量与 E310 热负荷较合理匹配。

因此，通过模拟结果显示在进料温度为 40℃时，

解吸塔的操作较为合理。

从表 5 模拟数据表明，随着压力的提高，

对解吸气量、nC5含量以及重沸器负荷也是逐渐

降低，而塔顶温度逐渐提高，同时也表明高温

低压有利于解吸操作。在控制塔顶 nC5 含量为

单因素变量，模型达到最优收敛时，组分 nC5

最低含量依次为 0.53%、0.52%和 0.51%；而重

沸器总负荷逐渐降低以及塔顶温度轻微升高，

与解吸气量的变化一致，这主要是由于塔顶压

力提高后，提高了油气分压，以及各重沸器负

荷发生变化引起的，这时中段重沸器负荷降低，

塔底重沸器负荷提高不多，并且塔底到塔顶各

塔盘气液相负荷的变化，促使塔顶温度提高以

及塔顶 nC5 组分控制最低，从而使重沸器总负

荷逐渐减少；并且由于压力的变化，引起油气

分压的改变，造成气液相平衡方向向液相转移。

但是解吸塔顶压力也不能无限提高，考虑到气

压机出口压力的影响，塔顶压力过高会造成气

压机背压高，不利于机组平稳操作以及节能降

耗。因此，从模拟结果显示塔顶压力控制在

1.32Mpa～1.37Mpa 之间，解吸气量以及脱乙烷

汽油控制较好。

表 4 进料温度对塔顶解吸气的影响

进料

温度

/℃

塔顶温

度/℃

塔底温度

/℃

塔顶

压力

/Mpa

nC5

含量

/%

解吸气量

KNm3

.h

-1

解吸气

≥C3/%

脱乙烷

汽油

≤C2/%

重沸器

总负荷

/kW

38 58.62 102.40 1.32 0.51 14.04 72.00 0.00 10814

40 58.96 101.70 1.32 0.52 13.72 71.48 0.00 9395

42 60.11 103.00 1.32 0.54 14.57 73.05 0.00 9374

44 61.17 104.20 1.32 0.56 15.35 74.42 0.00 8188

表 3 标定期间解吸塔进料状况

项目 28 日 29 日 28～29 日平均

解吸气/kNm3

.h

-1 15.36 16.22 15.88

液态烃/t.h

-1 59.66 59.58 59.62

稳定汽油/t.h-1 119.79 122.83 121.31

第 1 期 周念．基于 Petro-SIM 对催化裂化解吸塔的模拟与优化 33

表 6 模拟数据显示，控制塔顶 nC5 含量逐

渐提高，塔顶温度、解吸气量以及重沸器总负

荷也会逐渐提高，这种变化表明塔顶 nC5 含量

增加主要是靠提高热源解析出更多解吸气，故

需要更多的热源，同时过多的解吸气也增加了

塔顶冷却负荷。因此，在操作时候尽量控制低

的塔顶 nC5 含量，但是 nC5 含量也不能过低，

当 nC5 含量为 0.50 时，脱乙烷汽油夹带 C2，因

而控制合适的 nC5 含量不但可以降低重沸器负

荷，还能降低塔顶冷却负荷。

3.3 降低负荷分析

从小节 3.2 模拟分析结果可知，进料温度为

40℃、塔顶压力控制在 1.32Mpa～1.37Mpa 之间

以及塔顶 nC5 含量低控时，塔顶解吸气量以及

重沸器负荷较低。通过 Petro-SIM 软件模拟，计

算将解吸气用冷却器冷却至 40℃时需要消耗的

能耗大小，计算结果如下表 7，模拟计算后的解

吸气温度较标定期间操作温度高，但是解吸气

量较低，将模拟前后两股解吸气冷却至 40℃时

所需要的冷却负荷分别为 721 kW 、1079kW，

差值为 358kW，表明模拟优化后，可以降低塔

顶冷却负荷 358kW，如夏季气温高时，空冷负

荷不足，可以降低其冷却负荷，做到节能降耗。

4 结论

利用 Petro-SIM 软件对解吸塔的优化模拟

分析，有利于提高吸收稳定系统的液收以及产

品质量，降低塔顶冷却器负荷，以及避免多度

解吸而造成吸收塔与解吸塔之间的恶性循环，

因为过度解吸不但增加了吸收塔、解吸塔的操

作负荷，还影响了吸收塔的吸收能力，使干气

质量变差，夹带大量 C3组分，影响丙烯收率，

（下转第 37 页）

表 7 标定期间解吸气与模拟后解吸气冷却负荷比较

项目 解吸气/kNm3

.h-1 解吸气温度/℃ 冷却至 40℃负荷/kW 负荷差值/kW

标定期间 15.88 54.49 1079 -

Petro-SIM 模拟 12.22 59.22 721 358

表 6 nC5 含量对塔顶解吸气的影响

nC5

含量

/%

塔顶

温度

/℃

塔底

温度

/℃

塔顶

压力

/Mpa

进料

温度

/℃

解吸气量

/KNm3

/h

解吸气

≥C3/%

脱乙烷汽

油≤C2/%

重沸器

总负荷

/kW

0.50 58.74 99.75 1.37 40 11.27 68.03 0.01 8825

0.51 59.22 101.40 1.37 40 12.22 68.99 0.00 9178

0.53 60.95 105.50 1.37 40 14.75 73.31 0.00 10018

0.55 62.70 111.00 1.37 40 17.92 77.99 0.00 11071

表 5 塔顶压力对塔顶解吸气的影响

塔顶

温度

/℃

塔顶

压力

/Mpa

塔底

温度

/℃

进料

温度

/℃

nC5

含量

/%

解吸气量

/KNm.h

-1

解吸气

≥C3

/%

脱乙烷汽

油≤C2

/%

重沸器

总负荷

/kW

58.59 1.27 101.90 40 0.53 15.16 74.04 0.00 9575

58.96 1.32 101.70 40 0.52 13.72 71.48 0.00 9395

59.22 1.37 101.40 40 0.51 12.22 68.99 0.00 9178

2023 年 3 月 长 炼 科 技 第 49 卷第 1 期

制氢装置往复式压缩机故障分析

肖博文

（炼油二部）

摘要：往复式压缩机作为制氢装置的核心设备，发挥着重要的作用。文章简单介绍了往复机的性能参数、

结构及原理，分析了制氢装置往复式压缩机产生的主要故障，针对压缩机发生的主要故障提出了相应的故障

解决方案。

关键词：往复式 压缩机 故障 解决方案

往复式压缩机在工业上应用越来越广泛，在

设备实际运行当中，能够准确的发现早期故障现

象和诊断所隐含的故障，对于减少和防止事故的

发生，提高生产的经济效益，起到极大的促进作

用。本文就制氢装置往复式压缩机故障案例进行

分析，并提出解决方案。

1 往复式压缩机性能参数、结构及原理

1.1 制氢压缩机性能参数

制 氢 装 置 原 料 往 复 式 压 缩 机 型 号 为

2D80-69/4.5-39，由沈阳远大压缩机股份有限公司

制造，具体参数如下：

工作介质：天然气、加氢干气、焦化干气；

设计流量：19226 m3

/h；

转 速 ： 300 rpm；

入口压力：0.4 Mpa；

出口压力：4.0 Mpa；

额定功率：2000 KW；

额定电压：6000 V；

额定电流：225 A；

1.2 往复式压缩机结构及原理

往复式压缩机是容积式压缩机的一种，其主

要部件包括气缸、曲柄连杆机构、活塞组件、填

料组件、气阀、十字头、管线及附属的设备等。

往复式压缩机工作原理是依靠工作容积的

周期性变化来实现流体的增压和输送。

2 常见故障分析及应对措施

制氢装置往复式压缩机近年来主要检修记

录如表 1 所示。

在往复式压缩机中比较常见的故障有活塞

密封件的磨损、减薄，填料密封环的断裂，出现

这种故障的主要原因有：制造精度不高，材质选

择不合适，质量差。其中厚度不够均匀或者硬度

不合格，经常会引起整个密封件的断裂或者磨

损，材料加工精度也会严重影响到密封材料的使

用寿命和密封度。

收稿日期：2023-2-20

作者简介：肖博文，毕业于华东理工大学过程装备与控

制工程专业，助理工程师，现从事设备管理工作。

表 1 制氢装置往复式压缩机近年检修记录

检修时间 问题现象 检修内容

2020.3 气缸异响，活塞环、支承环磨损 更换一级活塞环、支承环

2020.4 气缸异响，活塞环、支承环磨损 更换一级活塞环、支承环

2020.5 气缸异响，活塞环、支承环磨损，泄漏气温度高 更换一、二级活塞环、支承环，及填料密封

2020.6 气缸异响，活塞环、支承环磨损 更换一级活塞环、支承环

2020.7 排气温度高，进气阀处异响，气缸头盖处异响 更换二级进气阀、进气阀密封垫及头盖垫

2020.8 气缸异响，活塞环、支承环磨损，泄漏气温度高 更换二级活塞环、支承环及填料密封

第 1 期 肖博文．制氢装置往复式压缩机故障分析 35

2.1 缸套磨损

2.1.1 故障现象

压缩机的缸套在近些年的使用过程中磨损

很大（如图 1、图 2），缸套内径尺寸较原始尺寸

偏大 1.2mm，而设计最大允许磨损量仅为 0.2mm。

由于缸套锥度超过允许值，压缩机在运行过程

中，活塞环、支承环受到的比压（单位面积受到

气流作用的压力）较之前增大，活塞环、支承环

与缸套内壁之间的摩擦力增大，磨损速率因此越

来越快，形成一种恶性循环。

2.1.2 应对措施

更换或者修复尺寸磨损超标的缸套，降低比

压、减小摩擦力是解决此故障的有效办法。制氢

装置压缩机更换缸套后，在投入运行的一年半时

间内，压缩机易损件以及缸套的磨损情况得到很

大改善，使用周期得到延长。

图 2 缸套内径变化

2.2 活塞环、支承环磨损过快

2.2.1 故障现象

活塞环、支承环一般设计使用寿命为 1 年

左右，实际使用过程中，使用时间受多种复杂

因素影响，存在磨损减薄（见图 3、图 4）、磨

损断裂、卷边等故障。制氢装置压缩机活塞环、

支承环更换频次高的问题尤为突出。

2.2.2 原因分析及应对措施

导致制氢装置压缩机活塞环、支承环磨损

过快的因素有很多，由于压缩机原始设计为无

油润滑，因此相对于有油润滑来说，活塞环、

支承环与缸套之间的摩擦系数更大，磨损速率

因而更快。在条件允许的情况下，增加润滑油

注入点，在压缩机运行的过程中提高活塞环、

支承环的润滑性，降低摩擦系数，可以延缓磨

损速率，增加使用时长。

2.3 缸套松动

图 1 磨损量变化

36 长 炼 科 技 2023 年 第 49 卷

2.3.1 故障现象及原因分析

缸套松动导致压缩机运行的过程中发出异

响的现象很常见。原因有如下几个：

（1）气缸冷却效果差，垫片的材质使用不

当，铝垫材质较软，不宜用作头盖垫，一般用

钢垫；（2）热胀冷缩也会导致气缸与缸套之间

配合间隙增大；（3）用于压紧缸套的垫片尺寸

偏小，不能将缸套完全压实，压缩机刚开始运

行不会有很明显的异响，长时间运行后，由于

缸套的微小位移导致压紧垫片磨损，气缸头盖

与缸套之间的间隙增大，缸套会随活塞做往复

运动，发出类似于“撞缸”的声音。

制氢压缩机检修完试运，曾多次出现气缸

内发出尖锐异响，气缸头盖处轴向振动值偏大。

检查后发现，缸套防转销断裂，缸盖垫片磨损

接触面不光亮，气缸缸套存在位移。缸套发生

位移的原因主要是缸盖未将缸套压实，造成缸

套与缸体间存在一定的位移空间。

2.3.2 应对措施

选择合适的垫片材质及厚度是解决缸套松

动的有效办法。制氢装置压缩机运行多年，头

盖密封面处磨损形成“台阶”，密封垫片不能有

效地起到密封作用。针对这个问题，对垫片形

式进行了改造，将以前的一块整垫片改成两块

垫片（内侧垫片主要为了压实缸套，外侧垫片

主要是密封作用）。既要让缸套能被压实，又要

确保密封面的密封效果，这就要求“台阶”的

测量要精准，垫片加工也要保证精度。

2.4 气阀内漏

2.4.1 故障现象

压缩机气阀内漏是导致压缩机排气温度高

的原因之一。进、排气阀内漏会导致一部分压

缩后的高温介质并没有完全脱离气缸压缩，产

生重复性压缩的情况，从而导致排气温度上升。

2.4.2 应对措施

制氢压缩机气阀内漏导致压缩机做工不正

常的情况比较多，检修拆开气阀，发现其表面

以及密封面上均有大量的油泥杂质（见图 5），

杂质的存在会导致气阀关闭不严，是气阀内漏

的主要原因，提高介质的清洁度，能有效降低

气阀内漏的频次。

2.5 填料函泄漏

2.5.1 故障现象及原因分析

填料函漏气使排气量降低，造成高低压窜

气、曲轴箱压力升高、压缩机耗油过多，这一

问题还会使泄漏的气量进入油箱导致润滑油起

泡沫，影响润滑效果。究其原因首先是填料函

本身制造时不合要求；其次可能是由于在安装

时，活塞杆与填料函中心对中不好，产生磨损、

拉伤等造成漏气。

图 3 活塞环磨损断裂

图 4 新、旧活塞环厚度对比

图 5 气阀表面杂质

2.5.2 应对措施

第 1 期 肖博文．制氢装置往复式压缩机故障分析 37

安装填料时，要保证填料函中心线与活塞

杆中心线一致，对于组合式密封填料，各圈填

料开口应均匀错开组装。

2.6 气阀损坏

2.6.1 故障现象及原因分析

气阀主要故障表现为气阀阀片断裂、磨损

及弹簧断裂。阀片断裂、磨损的主要原因在于

阀片受力不平衡，同一阀片上的不同弹簧在长

期使用过程中其弹性力下降程度不一样，从而

使弹簧对于阀片的支承产生差异，导致阀片产

生侧倾。弹簧在长期频繁的压缩过程中，也容

易产生断裂的现象。

2.6.2 应对措施

气阀在安装前，应仔细检查阀片的平面度，

杜绝阀片发生倾斜的情况，可防止阀片由于受

力不均匀而导致损坏；其次要做好气阀的预防

性检修工作，检查各气阀的弹簧性能是否符合

要求，发现缺陷弹簧，及时进行预防性更换。

2.7 活塞杆断裂

2.7.1 故障现象及原因分析

由于受到材料质量、机械性能、工况条件

制造安装精度的影响，活塞杆容易出现断裂的

情况。一般活塞杆断裂均为疲劳断裂，断口多

发生在活塞杆的根部；引发断裂的原因也是多

方 面 的 ， 包 括 制 造 活 塞 杆 所 使 用 材 料 不

能满足工况要求，工况比较恶劣，以及制造安

装精度不高等因素。

2.7.2 应对措施

（1）目前活塞杆使用材质主要是 45、

40Cr38CrMoA1A，这些材料强度高，但塑性、

韧性差，可考虑进行调质处理，提高活塞杆的

抗疲劳强度。

（2）严格控制压缩机的运行工况，保证活

塞杆良好的运行环境，避免介质带液，防止气

缸内产生“液击”现象。

（3）做好零部件表面的清理工作，是保证

装配精度的基本要求，其次可采用激光找正法

提高机械安装质量和装配精度。

3 结论

往复式压缩机常见的故障包括缸套磨损松

动、气阀损坏内漏、填料函泄漏以及活塞杆损

坏等，通过修复更换缸套、选择合适垫片、提

高安装精度、做好预防性检查以及保证介质清

洁度可以解决该类问题。通过以上总结故障解

决方案，从事设备管理的人员可以更为系统地

了解往复式压缩机的故障点，便于以后更为快

捷、精准地发现和解决往复式压缩机的故障问

题。

（上接第 33 页）

通过优化模拟计算，指导工艺调整可提高产品

质量，做到节能降耗。

（1）讨论了进料温度的影响，进料温度过

高，对解吸气量增大影响较大；进料温度过低，

对重沸器负荷影响较大，当进料温度为 40℃时，

解吸塔的操作较为合理。

（2）讨论了塔顶压力的影响，塔顶压力的

提高，有利于控制解吸气量大小以及 nC5 含量，

从模拟结果显示塔顶压力控制在 1.32Mpa～

1.37Mpa 之间，解吸气量以及脱乙烷汽油控制

较好，但压力也不能过高，否则造成气压机背

压高，增加气压机耗汽。

（3）讨论了塔顶 nC5 含量的影响，低控的

塔顶 nC5 含量，即可降低解吸气量，与标定期

间相比减少 3.66kNm3

/h 解吸气，同时减少重沸

器热源消耗以及塔顶冷却负荷。

（4）讨论了模拟计算后的解吸气与标定期

间解吸气冷却负荷大小，表明模拟优化后可降

低塔顶冷却负荷 358kW，降低能耗。

参考文献

[1] 陈俊武，许友好．催化裂化工艺与工程［M］．北

京，中国石化出版社，2015：65-66.

[2] 李秀琴，陈以俊，张君屹等．应用 FCC-SIM 软件

模拟催化裂化 MIP 工艺［J］．石化技术与应用，

2021，39(02)：117-120.

[3] 陈建娟，杨祖杰，李斌等．催化裂化吸收稳定系

统模拟优化研究［J］．天津化工，2019，33(03)：

42-47

2023 年 3 月 长 炼 科 技 第 49 卷第 1 期

近红外检测技术与聚丙烯生产控制自动化

刘佳宇，彭淑敏，曹永民

（检验计量中心）

摘要：由于聚丙烯产品质量传统检测方法周期长，不能及时指导生产优化操作，需要寻找快速的检测方

法，以避免产生大量不合格品。文章采用傅里叶近红外光谱和 Sunny Lib 定标新技术，对即时测定聚丙烯产

品多项关键质量参数的可行性进行了研究，其熔体质量流动速率、拉伸屈服应力、拉伸断裂应力、拉伸断裂

标称应变的测定值与其化验室测定值的偏差均小于标准分析方法的再现性要求，表明新技术实现了聚丙烯产

品多项关键质量参数的即时准确测定，对提高化验室分析效率、产品质量控制和聚丙烯生产控制自动化具有

重要的实际意义。

关键词：近红外光谱 测定聚丙烯 关键质量参数 生产控制自动化

离线检测与在线检测是产品生产过程质量

控制的重要环节，生产控制智能化离不开检测技

术的智能化。在聚丙烯生产中，产品质量主要控

制指标有熔体质量流动速率、等规指数，对于特

殊产品，分子量分布也是影响产品质量的关键因

素，另外，添加剂也影响产品质量。目前，等规

指数大部分还是采用传统正庚烷萃取法，企标分

析时间 6 小时以上，国标 10 小时以上，核磁共

振法也要 2 小时以上，分子量分布、添加剂含量

基本上没有企业建立检测方法。现行国标分析方

法测定聚丙烯产品拉伸性能使用的试样需要在

规定的标准环境中调整 40 小时以上，才能进行

测定，每批产品需要 2 天时间才能出具检测报告，

检测周期长，难以满足生产工艺产品质量控制、

产品调整对检测数据的即时需求。同时，由于产

品储罐数量有限，只要产品熔体质量流动速率、

等规指数检测合格，就送成品包装线包装入库，

一旦拉伸性能测试结果不合格，需要重新更改牌

号，重新包装。以上这些因素成为制约聚丙烯生

产自动化、智能化的因素之一。

二十世纪六、七十年代，发展起来的近红外

光谱，是一种快速分析技术，已经广泛用于油品

多项质量参数的检测[1,2]以及在线测[3]。也有近红

外光谱用于聚丙烯产品的熔融指数、等规度和平

均相对分子质量检测[4-8]的研究报道，目前巴陵石

化实验室应用近红外光谱法测定聚丙烯熔体质

量流动速率，广石化应用近红外光谱法在线测定

共聚聚丙烯中乙烯、丁烯含量，但物性拉伸性能

的检测还是空白。本文就近红外光谱分析技术在

聚丙烯拉伸性能检测中的应用进行了探讨，试验

表明，近红外法测定聚丙烯拉伸屈服应力、拉伸

断裂应力、拉伸断裂标称应变的测定值与其化验

室测定值的偏差均小于标准分析方法的再现性

要求，能够满足产品质量快速检测要求。

1 技术简介

1.1 近红外光谱技术原理

近红外光谱是有机物质中能量较高的化学

键（例如 C-H、O-H、N-H、S-H、C=O、C=C）

在中红外光谱区基频吸收的倍频、合频和差频吸

收带叠加而成的，不同官能团在近红外吸收区吸

收的波数不同。近红外光谱产生于分子振动，从

分子水平反映样品的组成与结构信息。结构决定

性质，当组成确定，其光谱数据和物性参数也随

之确定，当其组成发生改变，其光谱数据和物性

参数也随之改变，即其近红外光谱数据与物性参

数间存在着函数关系。取一系列不同性能的样

品，用传统标准方法测定其性能参数，同时使用

傅里叶近红外光谱仪器，采用漫反射光谱采集模

式，运用旋转样品杯的方式，可以快速方便地采

集样品近红外光谱数据。利用化学计量方法对光

谱数据进行解析，建立近红外光谱数据与物性参

数之间的函数关系模型。检测样品时，通过对被

测样品的光谱扫描获得光谱数据，与所建立的模

型对比，就可以预测其物性参数。

1.2 Sunny Lib 定标新方法

目前世界范围内商业近红外光谱仪定标方

收稿日期：2023-2-10

作者简介：刘佳宇，助理工程师，毕业于湖南工学院化

学工程专业，现从事化工分析工作。

第 1 期 刘佳宇等．近红外检测技术与聚丙烯生产控制自动化 39

法有多元线性回归法（MLR）、主成分回归法

(PCR)、人工神经网络法（ANN）、偏最小二乘法

（PLS）等。大多是偏最小二乘法（PLS），通常

需要收集大批量样品，分别采集其近红外光谱数

据和标准分析方法测定值作为定标样品，然后再

对各性质分别建立近红外光谱分析模型。Sunny

Lib 是西派特（北京）科技在 2020 年推出的一种

近红外光谱分析定标数据库新方法，具有定标数

据库建立和预测模块。Sunny Lib 从理论和技术上

解决了传统定标方法PLS的缺点，具有如下优点：

（1）具有多种光谱预处理方法，可以同时

即时测定物质的多项质量参数，其检测结果严格

溯源到标准分析方法，保证结果的准确性；

（2）与 PLS 方法相比，使用更少数量的定

标样品，无需对各个性质分别建模，容易为一般

操作人员所掌握；

（3）特有的边界识别功能，可以实现特异

性样品识别。该技术已经在我国多个聚烯烃生产

企业进行了成功应用，该技术也成功地用于粒料

产品（如煤粉）的在线分析。

2 实验部分

2.1 试验样品

样品取自我公司 900 单元产品储罐

D901A/D901B/D901C/D901D。取样时排出采样

口管线余料后，将混合均匀的样品从采样口取

出，取样品量为 10kg，用于测试多种性质。

2.2 物性参数测定

拉伸性能测定包括拉伸屈服应力、拉伸断裂

应 力 。 首 先 将 采 集 的 粒 料 样 品 用 注 塑 机 按

GB/T17037.1、GB/T2546.2 要求制备试验样条，

样条按 GB/T2918 要求，在标准环境中放置 40 小

时以上，然后用万能试验机按 GB/T1040.2 进行

测定。每个样品取 5 个试验样条进行测定，取测

定结果的平均值。

2.3 光谱数据采集

采用傅里叶变换近红外光谱仪，波数范围

（4000 cm-1~ 10000cm-1）、分辨率（8cm-1）、扫描

次数（32 次）、装样次数（6 次）、参比增益（0.5）、

样品增益（0.5）。

采集参比，采集样品光谱，重复 3 次。3 张

光谱的标 准 偏差均不 超 过 0.005A，如超过

0.005A，则重新进行光谱采集。聚丙烯近红外光

谱见图 1。

图 1 表明聚丙烯近红外光谱含有丰富的组成

与结构信息。根据结构组成决定其物质性质的原

理，近红外光谱是分析聚丙烯性质的理想信号。

2.4 定标模型数据库建立

在近一年的时间内，对多批次聚丙烯纤维料

PPH-Y40 进行了收集，其拉伸性能参数统计如表 1

所示。对每个样品进行近红外光谱扫描，建立拉

伸屈服应力、拉伸断裂应力。

3 结果与讨论

3.1 近红外光谱法测量重复性

对测试样品重复采集 6 张光谱数据，用近红

外光谱法进行检测，其结果如表 2、表 3 所示。

图 1 聚丙烯近红外光谱图

表 1 聚丙烯拉伸性能各指标标准分析方法数据统计

项目 最小值 最大值 平均值 极差 R

重复性

要求

拉伸

屈服应力

/MPa

34.9 35.7 35.3 0.8 0.8

拉伸

断裂应力

/MPa

25.2 27.3 26.2 2.1 未给出

40 长 炼 科 技 2023 年 第 49 卷

从表 2、表 3 可以看出，近红外光谱分析技

术对拉伸屈服应力测定的重复性在 0.3-0.7 之间，

拉伸断裂应力测定的差值范围在 1.0-2.0 之间。

3.2 近红外光谱法测量准确度

任取 10 个批次的样品，采用近红外光谱法

进行检测，与传统国标方法测定的结果比较，其

结果见表 4。

表 4 近红外分析聚丙烯物性参数方法准确性

样品

编号

拉伸屈服应力/MPa 拉伸断裂应力/MPa

国标

测定值

近红外

测定值

差值范

围

国标测定

值

近红外测

定值 差值范围

1

# 35.2 35.5 0.3 18.9 19.6 0.7

2

# 35.1 35.1 0 17.5 18.8 1.3

3

# 34.7 34.3 0.4 19.1 19.3 0.2

4

# 34.6 34.8 0.2 18.8 17.9 0.9

5

# 35.2 34.9 0.3 21.3 20.2 1.1

6

# 34.9 34.9 0 20.3 18.9 1.4

7

# 33.7 33.9 0.2 20.7 20.9 0.2

表 3 近红外分析拉伸断裂应力方法重复性

样品

编号

拉伸断裂应力测定结果/MPa

平均值 差值范围

1 2 3 4 5 6

1

# 31.3 31.8 32.1 31.3 32.3 32.0 31.8 1.0

2

# 35.2 35.5 36.6 36.1 34.6 35.3 35.6 2.0

3

# 28.9 30.3 29.7 29.0 28.9 30.7 29.6 1.8

4

# 31.6 31.2 33.2 31.7 31.7 32.0 31.7 1.6

5

# 24.9 25.1 25.8 26.4 24.5 24.7 25.2 1.9

6

# 24.5 26.4 25.1 24.7 26.1 24.6 25.2 1.9

表 2 近红外分析拉伸屈服应力方法重复性

样品

编号

拉伸屈服应力测定结果/MPa

平均值 差值范围

1 2 3 4 5 6

1

# 35.2 34.5 34.5 34.3 34.7 35.0 34.7 0.7

2

# 34.8 35.2 34.8 35.3 34.8 35.1 35.0 0.5

3

# 34.7 34.8 34.5 34.5 34.6 35.2 34.7 0.7

4

# 36.5 36.6 36.8 37.0 36.9 36.8 36.8 0.5

5

# 35.3 35.3 35.2 35.2 35.1 35.4 35.3 0.3

6

# 35.5 35.3 35.4 35.3 35.4 34.8 35.3 0.6

第 1 期 刘佳宇等．近红外检测技术与聚丙烯生产控制自动化 41

从表 4 可以看出，近红外光谱法测定拉伸

屈服应力的准确性小于国标要求的重复性限，

测定拉伸断裂应力与标准方法相比差值非常

小。

4 结语与展望

采用傅里叶近红外光谱仪器和 Sunny Lib

定标新技术，克服了传统近红外定标方法（PLS）

建模难和结果误差大的问题，建立了聚丙烯拉

伸屈服应力、拉伸断裂应力的定标模型数据库。

使用近红外光谱，依据所建立的定标模型数据

库，其所有性质预测结果重复性和准确性均达

到现行国标方法的要求。该方法可对粒料或粉

料样品直接测量，不破坏样品，操作方便，单

个样品所有性质的分析时间小于 5min，实现了

聚丙烯拉伸性能参数的快速准确检测。

如果将该技术应用于聚丙烯生产在线监

测，不需人工采样就可以即时将分析数据反馈

给操作人员，可以确保生产过程中合格产品进

罐，不合格产品及时切罐，从而避免造成整罐

产品不合格，因此该技术的研究应用对聚丙烯

生产质量控制具有重要现实意义。

该方法已经成功应用于万华化学聚丙烯实

验室，检测项目扩展到等规指数、灰分、黄色

指数、拉伸弹性模量、热变形温度等。该方法

已经中标中石油兰州石化聚丙烯在线检测项

目，目前正在实施中。

随着近红外光谱分析技术不断发展，在聚

丙烯产品质量控制中应用日趋成熟，特别是在

线检测技术，以其快速、高效、低耗、绿色环

保的特点，及时为生产控制提供指导，并且通

过系统集成的统计软件，为生产控制提供优化

方案，消除检测方法分析时间长的瓶颈，加快

聚丙烯生产控制自动化和智能化。

（上接第 28 页）

文章通过软件模拟测算和工艺优化解决了

戊烷油产品溴指数问题，同时避免了为保证产

品质量造成的戊烷油产量下降，具体结论如下：

（1）重整脱戊烷塔 T1201 塔顶液相改出戊

烷油原料后，解决了戊烷油溴指数超标的质量

问题，但是戊烷油产量同步减少约 2 t/h。

（2）通过工艺优化调整后戊烷油增产明

显，相较于原有方案 A，优化后方案 B 可以增

产戊烷油约 2t/h。

（3）若重整汽提塔底重沸器 F1102 负荷不

受限制，通过优化 T1102 操作，控制塔底油初

馏点，还能够增加部分戊烷油。

参考资料

[1] 徐承恩．催化重整与工艺与工程［Ｍ］. 北京: 中

国石化出版社，2006: 101-102．

[2] 陈国兴．浅谈戊烷油生产工艺改造及实施效果[J].

长炼科技

续表 4 近红外分析聚丙烯物性参数方法准确性

样品

编号

拉伸屈服应力/MPa 拉伸断裂应力/MPa

国标测定值 近红外测

定值 极差 R 国标测定值 近红外测定

值

极差 R

8

# 33.5 33.9 0.4 18.7 18.0 0.7

9

# 34.0 34.2 0.2 20.1 20.2 0.1

10# 34.9 34.8 0.1 20.7 19.5 1.2

近红外光谱法与国标法测

定值差值范围 0-0.4 0.1-1.4

国标 GB/T 1040.2

重复性限要求

0.8 未给出

2023 年 3 月 长 炼 科 技 第 49 卷第 1 期

质量流量计压力补偿探讨

贺 晖

（检验计量中心）

摘要：文章分析了流体工况压力对质量流量计测量准确度的影响，介绍了质量流量计实施压力补偿相关

规范要求，结合实例分析探讨了质量流量计测量结果进行压力补偿修正方法、管理要求和实施效果。

关键词：质量流量计 压力补偿 探讨

科里奥利质量流量计因其测量准确度高并

能直接测量流体质量、密度、温度，已广泛应用

于油品计量，但其测量结果受到工况压力的影

响，当质量流量计工况压力大于流量计室验室检

定压力时，会使测量管绷紧，导致传感器流量灵

敏度的变化，产生计量偏差，应根据传感器特性，

考虑压力补偿［1］。为使计量数据更准确，对于贸

易交接数据或比较重要的计量数据，有必要根据

工艺情况和计量需要对质量流量计计量实施压

力补偿。

1 规范要求

流量计基本误差是在室验室条件下检定的，

如果流量计实际使用工作压力大于检定压力，将

影响流量计准确度，所以 Q/SH0632-2015《成品

油交接计量管理规范》和 Q/SH0303-2018《化工

产品交接计量管理规范》对流量计计量操作提出

了相应的要求和措施，包括压力补偿措施，即流

量计计量时应根据现场工艺情况确定是否应增

加压力补偿措施。质量流量计设置压力补偿，其

目的是消除计量偏差，使测量数据更准确，更接

近“真值”，符合“规范”提出的交接计量应公

平、公正、公开，诚信的计量原则，也有利于企

业内部能源精准核算。

2 补偿方法

（1）固定压力补偿

调整流量系数。流量计使用时工况压力偏离

检定压力（0.2MPa 左右），但压力较稳定，则可

以采用固定压力补偿的方法进行压力补偿，根据

下面修正公式重新计算流量系数，通过调整流量

系数达到压力补偿的目的［1］。

1   (1) Fn

 Fo

  Kp P  P0

式中：Fn 为压力补偿后的流量系数；Fo 为压

力补偿前的流量系数；Kp 为流量计压力补偿系

数；P 为流量计工况压力；P0 为流量计检定（校

准）压力。

压力补偿系数因生产厂家、流量计型号和口

径 不 同 而 不 一 样 ，以 艾 默 生 传 感 器 产 品 为

例 ， 表 1 是其提供的质量流量计压力补偿系数。

表 1 质量流量计压力补偿系数表

传感器 压力补偿系数/psi

CMF400 -0.001%

CMF300 -0.0006%

CMF200 -0.0008%

CMF100 -0.0002%

通过 ProLink 软件调整流量系数，实现压力

补偿功能，流量计在周期检定时需要检定流量系

数，流量计现场安装后，需重新计算压力补偿后

的流量系数。对于贸易交接计量表，为保证流量

计内部流量系数与检定证书一致，不推荐采用调

整流量系数的方法实施压力补偿。

设置固定压力值。工况压力稳定，可应用

ProLink 软件，在组态时输入外部固定压力（工

况压力）、检定压力、压力补偿系数（组态时负

号不录入），流量计通过软件 自动计算工况压力

对测量值的影响，并自动对测量值进行修正，实

现压力补偿功能。流量计在检定时需要将压力补

偿状态设置为“禁止”，取消固定压力补偿模式，

流量计现场安装后，需再次重新设置固定压力补

收稿日期：2023-2-20

作者简介：贺晖，毕业于湖南大学，高级统计师，从事

计量管理工作。

第 1 期 贺 晖．质量流量计压力补偿探讨 43

偿。

（2）在线压力补偿

流量计工况压力波动变化明显，且偏离检定

压力较大，或贸易交接计量，可以采用在线压力

补偿的方法实施压力补偿，需要配备压力变送

器，将压力变送器压力测量值引入流量计专用接

线端子进行在线补偿，并应用 ProLink 软件组态，

流量计通过软件自动计算工况压力对测量值的

影响，并自动对测量值进行修正，实现压力补偿

功能。在线压力补偿为动态实时补偿，流量计测

量值补偿效果较好，压力变送器需要与质量流量

计同步周期检定，确保压力变送器运行准确。

（3）外部修正

在线压力补偿和固定压力补偿是在质量流

量计内部应用 ProLink 软件进行参数设置，达到

压力补偿的目的。流量计使用时工况压力稳定，

可以采用外部修正。外部修正是在质量流量计外

部进行测量数据修正，如在 DCS 或数采系统设置

修正系数，达到压力补偿的效果。

3 应用分析

（1）乙烯料水运出厂

公司油品水运出厂因输送管线长，承运船计

量环境复杂，水运油品出厂计量一直是计量监控

的重点和难点。以乙烯料水运出厂为例，罐区监

控表与码头交接计量表均采用 CMF400 质量流量

计，码头计量表工况压力在 0.2MPa 左右，与检

定压力基本相等，可不需要设置压力补偿，监控

表工况压力有 1.7MPa，远大于检定压力，运行压

力较稳定，2022 年 8 月采用了设置固定压力值补

偿方式，组态界面如下（图 1）。

表 2 是压力补偿设置前后各三批次计量比对

数据，补偿前三批次计量比对误差较大，且监控

表量偏小，主要原因为工况压力对监控表带来的

测量误差达到了-0.218%，工况压力对测量值的

影响计算如下（1psi＝0.006895MPa）。

-0.001%×（1.7-0.2）/0.006895＝-0.218%

即流量计在没有压力补偿时，监控表测量值

偏小 0.218%，采用了压力补偿后，相当于测量值

乘以了一个修正系数 1.00218，消除了工况压力

对测量值的影响，监控表计量数据更准确，后三

批次计量比对效果较好，交接计量数据的可靠

性、准确性更有保证。

图 1 固定压力值补偿组态界面

表 2 压力补偿前后乙烯料水运出厂计量比对表

日期 监控表量/t 计量表量/t 监控表量-计量表量/t 差率/%

7 月 25 日 2592.641 2597.875 -5.234 -0.20

7 月 27 日 4192.046 4199.312 -7.266 -0.17

7 月 31 日 3288.727 3298.000 -9.273 -0.28

8 月 2 日 3260.797 3258.875 1.922 0.06

8 月 5 日 2597.421 2598.250 -0.829 -0.03

8 月 7 日 3345.016 3339.625 5.391 0.16

44 长 炼 科 技 2023 年 第 49 卷

因监控表为公司内部计量，也可以采用调整

流量系数进行固定压力补偿。监控流量计检定时

流量系数为 4551.4，按照公式（1）计算压力补

偿后的流量系数为 4561.3，补偿后的流量系数增

大了 0.218%，只需要通过 ProLink 软件在流量计

变送器中修改流量系数即可。同时，乙烯料出厂

监控流量计信号已接入公司计量管理信息系统，

也可采用外部修正的方法实现压力补偿功能，即

在计量管理信息系统设置修正系数 1.00218，只

需采集流量计输油前后表码之差，就能计算出监

控流量计压力补偿之后的计量数据。

（2）乙苯管输出厂

图 2 在线压力补偿组态界面

公司乙苯管输出厂为贸易交接计量，采用

CMF200 型质量流量计计量，工况压力 2.5MPa，

因工况压力高，按照 Q/SH0303-2018 规范要求，

应当考虑压力补偿，测量结果更准确，所以采用

安装压力变送器用于流量测量在线压力补偿，组

态界面如图 2。

按工况压力 2.5MPa 计，工况压力对测量值

的影响为：

-0.0008%×（2.5-0.2）/0.006895＝-0.267%。

工况压力带来的测量误差已经超出了

Q/SH0303-2018 提出的管道运输单批次交接允差

（±0.2%），易产生计量纠纷，有必要实施压力

补偿，消除工况压力对测量值的影响，计量数据

更准确，也可避免公司效益流失。

4 结语

随着检测技术的发展，部分厂家已提供了质

量流量计压力补偿系数，为实现流量计压力补偿

提供了条件。实现压力补偿需根据现场工况压力

大小、变化情况和管理需要，采取合适的压力补

偿方式，也需要计量检定人员的精细检定、维护

人员的精心维护和计量人员的严谨工作。质量流

量计计量实施压力补偿，体现了计量所追求的准

确性，也是用能单位计量精细化管理的需要。

参考文献

［1］ 能源计量器具应用技术指南编委会．能源计量器

具（流量）应用技术指南［M］.中国石化出版社，

2012.

长岭炼化高质量完成污水汽提装置抢修

2 月 12 日，经过 7 天的连续作战，长岭炼化 1 号污水汽提装置完成抢修，一次开车成功。

1 号污水汽提是该公司 1 号催化装置的环保处理装置，采用单塔加压侧线抽氨技术，处理生产过

程中各种不同浓度的含硫污水。

由于污水汽提装置已连续运行 13 个月，塔盘、换热器结垢堵塞严重，导致装置净化水中氨氮大幅

度上升，影响污水处理质量。为有效解决这一问题，该公司大力推行无边界团队，组织生产管理、污

水处理、储运等责任单位从严从细落实“特护”措施，采取降低生产负荷、优化污水处理工艺流程、

临时转存生产废水等方式，确保污水汽提装置安稳运行。

炼油一部、设备管理部与维保单位一道，提早制定检修方案、优化工期，于 2 月 6 日对 1 号污水

汽提装置进行停工检修，通过水洗置换、化学清洗、氮气置换等步骤，清除塔和储罐以及管线中所结

的污垢，提高污水处理质量和效率，取得预期效果。目前装置运行平稳，工艺指标正常。

2023 年 3 月 长 炼 科 技 第 49 卷第 1 期

基于在线监测系统的机泵突发性故障分析

邓军健，周丽霞，张文波，易峰，朱文军，秦文浩

（岳阳长炼机电工程技术有限公司，炼油一部）

摘要：机械故障诊断与监测的任务是对振动信号进行特性参数提取，并依据特征参数进行设备正常与否

的分析，以及对特征参数序列进行数据解释，同时对故障信息进行传递和显示，并通过适当途径进行报警和

处理。随着时代的发展，振动故障诊断与监测技术不断进步，智能诊断与远程监测技术应用于振动领域，在

线监测已成为各行业的需求。文章主要阐述在线监测系统及时预警突发性机泵故障，避免装置更大设备损伤

的发生，通过在线监测系统对突发性故障进行分析，指导设备的运维管理。

关键词：在线监测 振动分析 突发性 智能诊断

石化行业因其工艺流程特点，转动设备通常

输送介质为高温、高压、易燃油气，工况恶劣，

一旦发生介质泄露，易导致火灾、爆炸、人身伤

亡等重大事故的发生。设备故障造成非计划停工

也会带来重大经济损失。然而在设备运行过程

中，经常会出现保持架突然断裂，引起抱轴，密

封泄露的一系列故障。为了降低突发性故障，更

少地减少损失，引进泵群在线监测系统进行设备

的监测管理，便于及时发现故障并做出处理，将

临时或计划检修转变成预知性维修，为检修争取

时间，减少非计划停机。同时利用在线状态监测

结合精密仪器数据进行专业分析，精准定位故

障、分析故障原因，为设备检修决策提供依据。

1 机泵在线状态监测系统介绍

1.1 MOS3000 系统介绍

机泵故障诊断系统主要通过在线或离线采

集与其相关的数据，应用故障诊断软件或算法对

其数据进行处理并对数据进行多样化的分析和

展现，得出相应的诊断意见或辅助设备维护人员

判断、预告或处理的系统。

MOS3000 在线监测系统是一款状态监测软

件，它只需安装在企业服务器上，客户端通过浏

览器和客户端程序即可访问。系统采用 SQL

Server 数据库，系统界面见图 1。

图 1 MOS3000 在线监测系统进入界面

1.2 系统特点

（1）数据保存方式灵活。

采集的在线数据可以选择和配置信息使用

同一个数据库；也可以配置多个在线历史数据存

储的数据库服务器，降低服务器压力。

收稿日期：2023-2-10

作者简介：邓军健，毕业于南华大学，助理工程师，从

事机泵振动分析工作。

46 长 炼 科 技 2023 年 第 49 卷

（2）可以进行各类在线监测站的添加、编辑

与通道对应测点的配置，设置每台监测站的数据

自动采集时间间隔和数据保存策略。

（3）通过网络自动上传采集数据，采集数据

棒图和总值趋势图动态实时显示。

（4）支持设备自诊断、异常统计功能。

（5）支持监测指标的报警设置。

（6）提供丰富的数据分析功能。

a 时域波形、频谱分析、多时域、多频谱、

长时域波形分析、转速数据。

b 趋势分析、多趋势分析、采样值趋势、频

率趋势分析、长波形趋势分析。

c 包络解调、倒谱分析、阶次分析、瀑布图。

d 交叉相位谱、波形再处理。

2 机泵概况及突发性故障案例诊断分析

2.1 机泵概况

机泵设备一般由泵和电机组成，中间采用膜

片联轴器连接，见图 2。下面以油浆泵突发故障

为例对机泵诊断系统进行分析，该泵为双支撑

泵，型号为 TRY500-145，出口压力为 1.5MPa，

入口压力 0.12MPa，介质是油浆。电机转速为

2950r/min，功率为 355KW，前后两端轴承型号分

别为 NU314 和 7314B。

图 2 机泵结构及测点位置

2.2 故障现象

该设备的高频加速度振动值突然上升，从

12.059m/s2上升到 114.094m/s2。在线监测系统及

时发出报警短信推送信息，装置区域运行工程师

立即响应到现场进行检查，发现异常后联系操作

工进行切泵检查。

2.3 振动波形频谱图分析

由图 3 趋势图可以看出该设备在 7 月11 日～

7 月 18 日 14：00 振动趋势平稳，在 7 月 18 日

15：03 振动存在突增现象，达到 114.094m/s2。 图 3 4A 高频加速度（0-20000）趋势图

图 4 4A 温度趋势图 图 5 4A 高频加速度趋势图