吳成美，周柏城，候翔天，黃德芳

(1.中國石油吉林石化公司 煉油廠，吉林 吉林 132022；2.中國石油工程建設公司 華東設計分公司，吉林 吉林 132022；3.中國石油吉林石化公司 物資采購公司，吉林 吉林 132022)

吉林石化汽油加氫脫硫裝置采用的是法國AXENS公司的PRIME G+工藝[1-3]技術(shù)，設計規(guī)模為120×104t/a，它是以煉廠3套催化裂化裝置產(chǎn)催化汽油為原料，經(jīng)選擇性加氫、加氫脫硫后，生產(chǎn)滿足國Ⅲ、國Ⅳ排放標準的輕、重汽油，部分重汽油給下游烴重組裝置作原料。裝置于2010年11月一次開車成功，2012年6月，進行了脫瓶頸改造，改造后的汽油加氫裝置設計規(guī)模為150×104t/a，加工量由原設計的的149 t/h提高至188t/h，改造后的裝置運行較平穩(wěn)。但基于2017年，車用汽油開始實行國Ⅴ汽油標準，2015年裝置檢修期間需進行改造，以便汽油順利升級國Ⅴ。2014年4月18日，Ⅱ催化裝置檢修期間，汽油加氫裝置進料負荷較低，加氫脫硫反應部分能力充足，對汽油加氫裝置進行了為期24 h的國Ⅴ標定，裝置處理量按156 t/h控制，w(硫)按國Ⅴ標準控制，也就是輕汽油w(硫)<10 mg/kg，重汽油w(硫)<10 mg/kg，標定期間未進行大的生產(chǎn)調(diào)整。

作者主要針對裝置生產(chǎn)國Ⅴ標準汽油時反應系統(tǒng)調(diào)整情況、輕汽油切割點下調(diào)幅度、輕、重汽油采出比例變化幅度等操作條件變化以及其對產(chǎn)品收率、辛烷值損失等影響進行分析，為2015年生產(chǎn)國Ⅴ標準汽油改造提供方向。

1 裝置簡介

1.1 裝置流程概述

汽油加氫裝置采用法國Axens公司的汽油選擇性加氫專利技術(shù)，詳細設計部分由中國石油華東設計勘察研究院完成。裝置由選擇性加氫、加氫脫硫和公用工程3個部分組成。主要功能為在盡量減少辛烷值損失的情況下，將催化裂化汽油的輕質(zhì)裂化石腦油(LCN)和重質(zhì)裂化石腦油(HCN)進一步加氫脫硫，使催化汽油中的w(硫)<50 mg/kg，w(硫醇)<10 mg/kg。

1.2 裝置流程框圖

裝置的流程框圖見圖1。

圖1 汽油加氫裝置流程框圖

2 國Ⅴ工況操作條件分析

2.1 反應系統(tǒng)操作條件變化分析

2.1.1 選擇性加氫反應系統(tǒng)

加氫反應系統(tǒng)溫度的變化見表1。

表1 加氫反應系統(tǒng)溫度的變化 t/℃

國Ⅴ工況下，選擇加氫反應部分反應溫度未作調(diào)整，基本穩(wěn)在168.5 ℃至169.0 ℃之間，反應器溫升約10.6 ℃，比較穩(wěn)定。

2.1.2 加氫脫硫反應系統(tǒng)

(1) 反應溫升變化

加氫脫硫反應系統(tǒng)溫升變化見表2。

表2 加氫脫硫反應系統(tǒng)溫升變化

國Ⅴ工況下，第一加氫脫硫反應器入口溫度控制在269.5～270 ℃，較國Ⅳ工況高13 ℃，床層總溫升19.59 ℃，急冷烴注入量較國Ⅳ工況高0.90 t/h。

國Ⅴ工況下，第二加氫脫硫反應器入口溫度控制在318.5～319.5 ℃之間，較國Ⅳ工況高4.2 ℃，床層無溫升。將加氫脫硫反應進料重汽油中的硫醇以及重組硫醇脫至1 mg/kg以下。

國Ⅴ工況下，第一加氫脫硫反應器溫升明顯增加，主要原因是加氫脫硫反應進料量增加的同時，烯烴含量亦有所增加，隨著反應溫度升高，烯烴飽和反應增加，放出大量的熱，反應床層壓降的變化見表3。

表3 反應床層壓降變化 kPa

國Ⅴ工況下，第一加氫脫硫反應器的壓降為89.34 kPa,較國Ⅳ工況高10 kPa，第二加氫脫硫反應器的壓降為35.7 kPa,較國Ⅳ工況高4.2 kPa，表明空速增加后，反應器床層壓差會上升。

2.2 分餾系統(tǒng)操作條件變化分析

2.2.1 分餾塔系統(tǒng)

分餾塔的操作溫度變化見表4。

表4 分餾塔操作溫度變化 t/℃

國Ⅴ工況下，進料溫度相同的情況下，分餾塔頂溫度97.99 ℃，較國Ⅳ工況低10.12 ℃，分餾塔塔底溫度198.77 ℃，較國Ⅳ工況低16.97 ℃，而分餾塔切割點溫度則為112.92 ℃，較國Ⅳ工況低8.17 ℃，說明，切割點下移之后，塔頂組成和塔底組成均較國Ⅳ工況輕,分餾塔的汽油采出量變化見表5。

表5 分餾塔的汽油采出量變化

國Ⅴ工況下，輕汽油切割點下調(diào)8.17 ℃，輕汽油采出比例由40.94%降為27.48%，輕汽油中的w(硫)由約40 mg/kg下降至6.3 mg/kg，同時塔底重汽油采出比例由59.05%提高至69.75%，加氫脫硫反應進料負荷增大，分餾塔頂干氣產(chǎn)量相應的也降低。

2.2.2 穩(wěn)定塔系統(tǒng)

穩(wěn)定塔的操作溫度變化見表6。

表6 穩(wěn)定塔的操作溫度變化 t/℃

國Ⅴ工況下，穩(wěn)定塔進料溫度154.6 ℃，較國Ⅳ工況低3.5 ℃，穩(wěn)定塔頂溫度147.35 ℃，較國Ⅳ工況低15.5 ℃，穩(wěn)定塔底溫度203.43 ℃，較國Ⅳ工況低17.3 ℃，整體組成較輕，穩(wěn)定塔的酸性氣量變化見表7。

表7 穩(wěn)定塔的酸性氣量變化

國Ⅴ工況下，穩(wěn)定塔頂干氣排放量從471.49 kg/h增至605.02 kg/h，較國Ⅳ工況高出133.53 kg/h，主要是因為分餾塔切割點下移使得塔底物料攜帶的C6以下組分造成的。

2.3 氫耗分析

國Ⅴ工況下，選擇加氫反應氫氣消耗量無變化，但加氫脫硫反應部分氫氣消耗量明顯增加，從460 kg/h增至650 kg/h，上漲了190 kg/h，除脫硫深度增加耗氫外，烯烴飽和也是耗氫量增加的主要原因。

3 國Ⅴ工況操作條件變化對產(chǎn)品收率影響分析

國V工況物料平衡收率分析見表8。

表8 國Ⅴ工況物料平衡表

從現(xiàn)有數(shù)據(jù)看來，生產(chǎn)國Ⅴ標準汽油時，液收率較國Ⅳ時偏低0.03%，分餾塔頂干氣收率由0.283%下降至0.264%，穩(wěn)定塔頂干氣收率由0.286%提高至0.386%。物料平衡數(shù)據(jù)表明國Ⅴ工況時，損失主要在加氫脫硫反應部分(因反應深度增加而發(fā)生的裂解損失)。

4 國Ⅴ工況操作條件變化對產(chǎn)品辛烷值損失影響分析

4.1 分餾塔系統(tǒng)

分餾塔進料MON值為80.1，RON值為89.8，切割點溫度控制在112.5±0.5 ℃，輕汽油MON值為83.3，RON值為94.5，塔底重汽油MON值為78.5，RON值為86.0。從辛烷值數(shù)據(jù)看，輕汽油的辛烷值升高，而重汽油的辛烷值則下降。主要原因在于，輕汽油雖然采出量下降，但輕汽油產(chǎn)品中的w(烯烴)=43.3%，高于進料中的烯烴質(zhì)量分數(shù)(約30%)，故辛烷值較高；而塔底重汽油中的w(烯烴)=27.74%，低于進料中的烯烴質(zhì)量分數(shù)(約30%)，故辛烷值較低。

4.2 加氫脫硫反應系統(tǒng)

加氫脫硫反應器進料中MON值為78.5，RON值為86，深度脫硫后，重汽油產(chǎn)品中的MON值為75.9，RON值為81.5。深度脫硫前后，MON損失高達2.6，RON損失高達4.5。而加氫脫硫反應進料w(烯烴)=27.74%，深度脫硫后w(烯烴)=14.4%，而生產(chǎn)國Ⅳ汽油時，分餾塔底重汽油中的w(烯烴)=26.59%，重汽油產(chǎn)品中的w(烯烴)≈24%?？梢姡瑖豕r下，重汽油產(chǎn)品的辛烷值損失的主要原因是烯烴發(fā)生飽和[4-5]反應造成的。

5 結(jié) 論

(1) 國Ⅴ工況時，分餾塔切割點需要下移至112 ℃，輕汽油采出比例會下降至原料的約30%。

(2) 隨著加氫脫硫反應單元原料中烯烴質(zhì)量分數(shù)和脫硫深度的增加，整個裝置的烯烴質(zhì)量分數(shù)下降，RON辛烷值從89.9降至87.3，損失較大。數(shù)據(jù)表明烯烴飽和是引起辛烷值變化的主要原因[4]。

(3) 分餾塔切割點下移后，加氫脫硫反應系統(tǒng)進料組成變輕，穩(wěn)定塔頂酸性氣流量會上升。

(4) 因分餾塔切割點下移，分餾塔塔底溫度從215 ℃降至198 ℃，穩(wěn)定塔塔底溫度從220 ℃降至203 ℃。烴重組在全部進料為熱進料的情況下，進料溫度降至92 ℃，低于烴重組裝置的設計進料溫度93 ℃。

[ 參 考 文 獻 ]

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