倪前銀，劉紅磊

(中國石化北京燕山分公司，北京 102500)

中國石化北京燕山分公司(簡稱燕山分公司)是具備10 Mta煉油、0.80 Mta乙烯生產(chǎn)能力的煉化一體化企業(yè)。燕山分公司煉油系統(tǒng)流程為燃料-化工型，除生產(chǎn)成品油外，還為蒸汽裂解裝置供應(yīng)加氫裂化尾油及石腦油，流程相對完善。目前主要生產(chǎn)符合國Ⅵ標準的車用汽油和車用柴油產(chǎn)品及3號噴氣燃料產(chǎn)品供應(yīng)北京市及周邊市場。燕山分公司為增產(chǎn)高附加值產(chǎn)品、提升效益，對煉油系統(tǒng)進行了基于中壓加氫改質(zhì)方案的流程協(xié)同優(yōu)化，以下對此流程優(yōu)化的方案和結(jié)果進行介紹。

1 煉油流程特點

1.1 主要裝置結(jié)構(gòu)

燕山分公司煉油板塊的主要裝置結(jié)構(gòu)如表1所示。

表1 燕山分公司煉油板塊的主要裝置結(jié)構(gòu)

1.2 原油性質(zhì)

2018年燕山分公司加工的原油為100%進口原油，主要來自中東、南美等區(qū)域，其組成和性質(zhì)如表2所示。由表2可以看出，原油的平均密度(20 ℃)為867.11 kgm3，硫質(zhì)量分數(shù)為1.58%，酸值為0.16 mgKOHg。二號常減壓蒸餾裝置(簡稱二蒸餾裝置)的設(shè)計加工能力為2.5 Mta，所加工原油的硫質(zhì)量分數(shù)、酸值分別控制在1.8%以下和1.0 mgKOHg以下。裝置按常壓拔頭方案運行，停運減壓蒸餾塔，原油經(jīng)電脫鹽單元處理后，送至初餾塔、常壓蒸餾塔分離，常一線油送至噴氣燃料加氫裝置，常二線油送至柴油加氫精制裝置，常三線油及常壓渣油直接作為催化裂化原料。四號常減壓蒸餾裝置(簡稱四蒸餾裝置)的設(shè)計加工能力為8.0 Mta，裝置以加工高硫、含酸相對劣質(zhì)原油為主，所加工原油的硫質(zhì)量分數(shù)、酸值分別控制在2.5%以下和0.5 mgKOHg以下，同時為平衡裝置硫含量，裝置也摻煉一定比例的低硫原油。

表2 2018年燕山分公司加工原油的性質(zhì)

1)按照二蒸餾裝置、四蒸餾裝置的實際加工能力加權(quán)平均計算而得。

1.3 主要裝置技術(shù)特點

三號催化裂化裝置(簡稱三催化裝置)由中國石化工程建設(shè)有限公司(簡稱SEI)設(shè)計，設(shè)計加工能力為2.0 Mta，其反應(yīng)-再生系統(tǒng)為兩器并列式，再生器采用兩段完全再生技術(shù)。三催化裝置采用中國石化石油化工科學研究院(簡稱石科院)技術(shù)于2005年實施MIP技術(shù)(最大化生產(chǎn)異構(gòu)烷烴的催化裂化技術(shù))改造[1-2]，又于2016年實施LTAG技術(shù)(催化裂化輕循環(huán)油回煉生產(chǎn)芳烴和汽油的技術(shù))改造[3]。

中壓加氫裂化裝置由SEI設(shè)計，設(shè)計加工能力為1.2 Mta。根據(jù)公司生產(chǎn)平衡的實際情況，裝置的加工模式多次發(fā)生變化，經(jīng)歷了中壓加氫裂化、柴油加氫精制以及蠟油加氫處理等生產(chǎn)過程。2016年裝置改造為直餾柴油加氫裂化裝置，采用中國石化撫順石油化工研究院(簡稱撫研院)開發(fā)的直餾柴油加氫裂化技術(shù)[4]，配套使用FZC系列保護劑、FF-56加氫裂化預(yù)處理催化劑、FC-50加氫裂化催化劑，以常減壓蒸餾裝置常二線直餾柴油為原料，主要目的產(chǎn)品為噴氣燃料調(diào)合組分，同時兼產(chǎn)輕石腦油、重石腦油、柴油等產(chǎn)品。

高壓加氫裂化裝置由SEI設(shè)計，設(shè)計加工能力為2.0 Mta，原設(shè)計加工進口原油的減壓蠟油和部分焦化蠟油，用于生產(chǎn)高質(zhì)量的輕質(zhì)油品和用作乙烯原料的尾油。裝置的主要產(chǎn)品有輕石腦油、重石腦油、噴氣燃料、清潔柴油、裂解尾油(指用作蒸汽裂解制乙烯裝置原料的加氫裂化尾油)等。裝置于2016年采用石科院開發(fā)的“大比例增產(chǎn)噴氣燃料改善尾油質(zhì)量加氫裂化技術(shù)”及配套的RN-410加氫處理催化劑和裂化活性梯度分布的RHC-3RHC-133RHC-131加氫裂化催化劑，達到最大量生產(chǎn)噴氣燃料、同時兼顧生產(chǎn)石腦油及尾油的目標。

1.4 生產(chǎn)存在的主要問題

當前燕山分公司煉油生產(chǎn)中存在的主要問題是：①重油加工能力不足，高硫渣油處理裝置僅有1.4 Mta延遲焦化裝置及0.7 Mta溶劑脫瀝青裝置。催化裂化原料的硫含量控制指標偏低，不能超過0.7%，限制了全廠高硫原油加工能力，導(dǎo)致原油采購成本較高。②煉油流程中無渣油加氫裝置，蠟油加氫裝置氫分壓不足6.0 MPa，導(dǎo)致催化裂化原料性質(zhì)不佳，催化裂化產(chǎn)品分布偏差。③催化柴油加工能力不足，柴油加氫裝置進料中催化柴油比例達到13以上，催化劑失活較快。目前部分催化柴油進高壓加氫裂化裝置處理。④柴油產(chǎn)品十六烷值過剩。

2 煉油流程協(xié)同優(yōu)化及效果

為增產(chǎn)汽油、壓減柴油，提升煉油系統(tǒng)效益，燕山分公司對煉油系統(tǒng)流程進行了協(xié)同優(yōu)化。總體思路為：中壓加氫裂化裝置的運行方案由現(xiàn)有的直餾柴油加氫裂化增產(chǎn)噴氣燃料方案(簡稱裂化方案)改為劣質(zhì)柴油加氫改質(zhì)方案(簡稱改質(zhì)方案)；根據(jù)柴油配置計劃，靈活考慮部分改質(zhì)柴油進催化裂化裝置LTAG噴嘴回煉；優(yōu)化其他加氫裝置和催化裂化裝置原料，提高氫氣利用效率，改善催化裂化進料性質(zhì)以增產(chǎn)汽油。

2.1 中壓加氫裂化裝置改變運行方案

中壓加氫裂化裝置進料由100%四蒸餾裝置常二線油改為摻煉30%催化柴油，裝置不再生產(chǎn)噴氣燃料調(diào)合組分，運行方案由裂化方案改為改質(zhì)方案。

裂化方案和改質(zhì)方案下裝置的原料性質(zhì)對比如表3所示。其中，裂化方案的原料為100%四蒸餾裝置常二線油，改質(zhì)方案的原料為70%四蒸餾裝置常二線油和30%催化柴油。由表3可以看出，摻煉催化柴油后，原料的密度顯著增加，氯、氮含量增加，硫含量有所降低，十六烷值僅為40.5。

表3 中壓加氫裂化裝置兩種運行方案下的原料性質(zhì)對比

裂化方案和改質(zhì)方案下裝置的操作條件對比如表4所示。由表4可以看出：摻煉催化柴油后，在氫油比相當?shù)那闆r下，第一反應(yīng)器(加氫精制反應(yīng)器)總溫升升高23 ℃，主要原因為催化柴油加氫反應(yīng)后溫升較高，為控制第一反應(yīng)器平均反應(yīng)溫度不變，適度降低了其入口溫度；摻煉催化柴油后，裝置耗氫量增加2 200 m3h。

表4 中壓加氫裂化裝置兩種運行方案下的操作條件對比

裂化方案和改質(zhì)方案下裝置的物料平衡數(shù)據(jù)對比如表5所示。由表5可以看出：摻煉催化柴油后，反應(yīng)氫耗增加0.29百分點，同時受原料性質(zhì)及裂化深度的影響，輕、重石腦油的總收率由20.62%降低至10.03%，降低10.59百分點。

表5 中壓加氫裂化裝置兩種運行方案下的物料平衡數(shù)據(jù)對比 w，%

1)改質(zhì)方案下，噴氣燃料餾分的餾程范圍為180～230 ℃，并入柴油餾分。

裂化方案和改質(zhì)方案下裝置的柴油產(chǎn)品性質(zhì)對比如表6所示。由表6可以看出：摻煉催化柴油后，裝置柴油產(chǎn)品的密度顯著上升，十六烷值為47.2，比原料十六烷值提高6.7個單位，但較裂化方案下柴油產(chǎn)品的十六烷值(67.6)降低較多。

表6 中壓加氫裂化裝置兩種運行方案下的柴油產(chǎn)品性質(zhì)對比

2.2 三催化裝置回煉中壓加氫改質(zhì)柴油

中壓加氫裂化裝置運行方案切換為改質(zhì)方案后，將加氫改質(zhì)柴油送入三催化裝置提升管的LTAG噴嘴回煉，回煉量約為40 th，回煉比為15%。三催化裝置LTAG噴嘴位于原料油噴嘴下方2 m的位置，再生催化劑進入提升管后，首先與LTAG噴嘴物料接觸反應(yīng)，條件較為苛刻。

三催化裝置回煉改質(zhì)柴油前后的操作條件對比如表7所示。由表7可以看出，回煉前后維持提升管第一反應(yīng)區(qū)出口溫度為515 ℃、原料預(yù)熱溫度為213 ℃，回煉后為保證改質(zhì)柴油的反應(yīng)效果，采用熱進料模式，進料溫度控制為170 ℃；回煉前再生劑活性為62.2%，回煉后裝置標定期間的再生劑活性為63.6%，較回煉前略有提高。

表7 三催化裝置回煉改質(zhì)柴油前后的操作條件對比

三催化裝置回煉改質(zhì)柴油前后的產(chǎn)品分布如表8所示。由表8可以看出：回煉加氫改質(zhì)柴油后，裝置的液化氣收率由17.01%提高至18.97%，增加1.96百分點；汽油收率由46.67%提高至47.55%，增加0.88百分點；催化柴油收率由16.16%降低至15.60%，降低0.56百分點；總液體收率增加2.28百分點，轉(zhuǎn)化率增加1.52百分點；焦炭產(chǎn)率和損失之和下降0.87百分點。

表8 三催化裝置回煉改質(zhì)柴油前后的產(chǎn)品分布對比 w,%

1)回煉后數(shù)據(jù)減去回煉前數(shù)據(jù)的差值。

三催化裝置回煉改質(zhì)柴油前后的主要產(chǎn)品性質(zhì)如表9所示。由表9可以看出，回煉后裝置所產(chǎn)汽油的苯體積分數(shù)上升0.09百分點，烯烴體積分數(shù)降低1.8百分點，芳烴體積分數(shù)降低1.8百分點，研究法辛烷值(RON)變化不大。

表9 三催化裝置回煉改質(zhì)柴油前后的產(chǎn)品性質(zhì)對比

2.3 蠟油加氫和高壓加氫裂化裝置進料聯(lián)合優(yōu)化

原蠟油加氫裝置進料中摻煉部分焦化蠟油，加氫精制后作為催化裂化裝置進料。但由于焦化裝置進料中摻煉了催化裂化油漿，油漿中的多環(huán)芳烴經(jīng)焦化過程后進入焦化蠟油組分，同時由于蠟油加氫裝置壓力較低，導(dǎo)致芳烴飽和率有限，并不是優(yōu)良的催化裂化原料。此次優(yōu)化，將蠟油加氫裝置進料中摻煉的焦化蠟油并入高壓加氫裂化裝置，同時高壓加氫裂化裝置停止回煉催化柴油。高壓加氫裂化裝置進料結(jié)構(gòu)由原85%四蒸餾裝置輕蠟油和15%催化柴油改為88%四蒸餾裝置輕蠟油和12%焦化蠟油。

進料聯(lián)合優(yōu)化時高壓加氫裂化裝置的原料性質(zhì)如表10所示。由表10可以看出，焦化蠟油的密度(20 ℃)為956 kgm3，氮質(zhì)量分數(shù)為3 600 μgg，氫質(zhì)量分數(shù)為10.74%，鏈烷烴質(zhì)量分數(shù)為14.8%，芳烴質(zhì)量分數(shù)為57.9%，與減壓蠟油對比，性質(zhì)較差。由于焦化蠟油原料的氮含量較高，高壓加氫裂化裝置摻煉焦化蠟油后，高壓換熱器結(jié)鹽速率增加，壓差上升明顯。為降低高壓換熱器壓差，裝置增加了換熱器間沖洗水注水頻率，注水周期由45天左右降低至15天左右。

表10 進料聯(lián)合優(yōu)化時高壓加氫裂化裝置的原料性質(zhì)

1)終餾點小于560 ℃。

高壓加氫裂化裝置摻煉焦化蠟油后，為提高反應(yīng)轉(zhuǎn)化率，精制反應(yīng)器平均溫度提高4 ℃，精制油氮質(zhì)量分數(shù)滿足不大于20 μgg的指標；裂化反應(yīng)器平均溫度提高10 ℃。進料聯(lián)合優(yōu)化期間高壓加氫裂化裝置的物料平衡數(shù)據(jù)如表11所示。由表11可以看出，裝置摻煉焦化蠟油后，輕、重石腦油收率之和為23.91%，噴氣燃料收率為40.00%，柴油收率為11.13%，尾油收率為24.53%。

表11 進料聯(lián)合優(yōu)化時高壓加氫裂化裝置的物料平衡數(shù)據(jù) w，%

進料聯(lián)合優(yōu)化期間高壓加氫裂化裝置的主要產(chǎn)品性質(zhì)如表12所示。由表12可以看出，裝置摻煉焦化蠟油、停止回煉催化柴油后，噴氣燃料質(zhì)量有所改善，密度(20 ℃)降低至806 kgm3，煙點為23.8 mm，尾油BMCI也有所改善，由11.8降低至10.8。

表12 進料聯(lián)合優(yōu)化前后高壓加氫裂化裝置的主要產(chǎn)品性質(zhì)

進料聯(lián)合優(yōu)化期間，蠟油加氫裝置的精制蠟油產(chǎn)品主要性質(zhì)如表13所示。由表13可以看出，停止回煉焦化蠟油后，精制蠟油產(chǎn)品的飽和分質(zhì)量分數(shù)提高4.68百分點，芳香分質(zhì)量分數(shù)降低5.96百分點，氮質(zhì)量分數(shù)降低0.06百分點，使催化裂化原料性質(zhì)得到明顯優(yōu)化。

表13 精制蠟油產(chǎn)品性質(zhì)

2.4 中壓加氫裂化裝置抽出噴氣燃料餾分送至催化裂化裝置回煉

中壓加氫裂化裝置加工催化柴油后，按照相關(guān)制度要求，裝置停止產(chǎn)出噴氣燃料餾分，操作中將原噴氣燃料餾分抽出后并入加氫改質(zhì)柴油組分中。加氫改質(zhì)柴油及噴氣燃料餾分的組成和性質(zhì)如表14所示。由表14可以看出，與加氫改質(zhì)柴油相比，噴氣燃料餾分的鏈烷烴含量低，環(huán)烷烴及芳烴含量偏高，芳烴組分主要為單環(huán)芳烴，此餾分的十六烷值偏低，若將其并入加氫改質(zhì)柴油組分中，將影響柴油改質(zhì)效果。中壓加氫裂化裝置抽出噴氣燃料餾分送至催化裂化裝置回煉后，加氫改質(zhì)柴油十六烷值可由47.2提高至52.0，提升效果顯著。

表14 加氫改質(zhì)柴油、噴氣燃料餾分的性質(zhì)

單環(huán)芳烴是催化裂化LTAG反應(yīng)區(qū)比較優(yōu)質(zhì)的原料，噴氣燃料餾分進催化裂化裝置LTAG噴嘴回煉后，長側(cè)鏈發(fā)生裂化反應(yīng)、芳烴保留進入汽油餾分，可以提高催化裂化穩(wěn)定汽油的辛烷值[5-6]。在協(xié)同優(yōu)化中，將中壓加氫裂化裝置噴氣燃料餾分抽出，送入三催化裝置的提升管LTAG噴嘴回煉?；責挿绞礁淖兦昂笕呋b置穩(wěn)定汽油的性質(zhì)對比如表15所示。由表15可以看出，與回煉加氫改質(zhì)柴油相比，三催化裝置回煉中壓加氫裂化噴氣燃料餾分后，穩(wěn)定汽油的烯烴體積分數(shù)升高2.6百分點，芳烴體積分數(shù)升高1.5百分點，苯體積分數(shù)升高0.09百分點，RON增加1.0個單位。

表15 回煉方式改變前后三催化裝置穩(wěn)定汽油的性質(zhì)對比

2.5 柴油十六烷值優(yōu)化控制

通過協(xié)同優(yōu)化，中壓加氫裂化裝置加工催化柴油、噴氣燃料餾分送催化裂化提升管回煉后，加氫改質(zhì)柴油十六烷值達到52.0左右。柴油加氫精制裝置的柴油產(chǎn)品十六烷值為48.0左右。高壓加氫裂化裝置加工焦化蠟油、不加工催化柴油后，柴油十六烷值達到62.0左右。經(jīng)調(diào)合，成品柴油的十六烷值由流程優(yōu)化前的53.5降低至優(yōu)化后的51.5，柴油產(chǎn)品質(zhì)量過剩問題顯著改善。

3 結(jié) 論

(1)燕山分公司中壓加氫裂化裝置摻煉30%催化柴油后，緩解了全廠催化柴油加工能力不足的情況，并有望延長柴油加氫裝置催化劑運行周期。

(2)三催化裝置回煉中壓加氫改質(zhì)柴油后，液化氣收率提高1.96百分點，汽油收率增加0.88百分點，總液體收率增加2.28百分點，轉(zhuǎn)化率增加1.52百分點，焦炭產(chǎn)率和損失之和下降0.87百分點。

(3)三催化裝置回煉中壓加氫裂化裝置抽出的噴氣燃料餾分后，與回煉加氫改質(zhì)柴油相比，穩(wěn)定汽油的烯烴體積分數(shù)升高2.6百分點，芳烴體積分數(shù)升高1.5百分點，苯體積分數(shù)升高0.09百分點，RON增加1.0個單位。

(4)高壓加氫裂化裝置摻煉焦化蠟油、停止摻煉催化柴油后，噴氣燃料密度(20 ℃)降低至806 kgm3，煙點為23.8 mm，尾油BMCI由11.8降低至10.8，噴氣燃料及尾油質(zhì)量改善。蠟油加氫裝置停止摻煉焦化蠟油后，精制蠟油飽和分質(zhì)量分數(shù)提高4.68百分點，芳香分質(zhì)量分數(shù)降低5.96百分點，氮質(zhì)量分數(shù)降低0.06百分點，使催化裂化原料性質(zhì)得到明顯優(yōu)化。

(5)通過全煉油板塊系統(tǒng)性優(yōu)化，燕山分公司車用柴油產(chǎn)品十六烷值由53.5降低至51.5，解決了質(zhì)量過剩問題。