顧雪濤 蔣紅軍

(中國石化上海石油化工股份有限公司煉油部，上海 200540)

催化柴油選擇性加氫-催化裂化組合生產(chǎn)高辛烷值汽油或芳烴(LTAG)技術是利用加氫單元和催化裂化單元組合，將富含多環(huán)芳烴、低十六烷值的劣質(zhì)催化裂化柴油(LCO)首先在加氫單元通過工藝參數(shù)優(yōu)化和專用催化劑進行多環(huán)芳烴選擇性加氫飽和，在較低的反應壓力和化學耗氫下最大化地生成四氫萘型單環(huán)芳烴；然后將富含四氫萘型單環(huán)芳烴的加氫LCO，通過獨特的裂化反應環(huán)境或單獨的加氫LCO轉(zhuǎn)化區(qū)，強化四氫萘型單環(huán)芳烴的開環(huán)裂化反應從而抑制氫轉(zhuǎn)移反應，實現(xiàn)加氫LCO的選擇性催化裂化反應，將劣質(zhì)LCO部分或全部轉(zhuǎn)化成高辛烷值汽油或C6～C8芳烴[1-2]。LTAG技術既解決了LCO出路，又提升了LCO的使用價值，可大幅度削減柴油產(chǎn)量，滿足企業(yè)降低柴汽比的市場需求。中國石化上海石油化工股份有限公司(以下簡稱上海石化)為適應市場需求，靈活調(diào)整產(chǎn)品結(jié)構(gòu)，采用中國石化石油化工科學研究院(以下簡稱石科院)開發(fā)的LTAG技術，利用現(xiàn)有生產(chǎn)裝置以及改造后的柴油深拔塔將催化裂化柴油轉(zhuǎn)化為高辛烷值汽油，降低柴汽比，提高經(jīng)濟效益。

1 原料來源及約束條件

1.1 原料來源

LTAG技術工藝試驗的生產(chǎn)單元主要包括減壓深拔、加氫和催化裂化。

減壓深拔單元主要用于試驗前期的回煉柴油備料以及試驗期間的回煉柴油供給。減壓深拔塔原料為上海石化2#催化裂化裝置自產(chǎn)的全餾分柴油(干點<360 ℃)，經(jīng)過減壓深拔處理，側(cè)線產(chǎn)出輕LCO(干點<260 ℃，多環(huán)芳烴質(zhì)量分數(shù)不超過18%)。試驗之前，側(cè)線輕LCO送至罐區(qū)備料；試驗期間，通過改造新增管線與罐區(qū)柴油線共同并入催化裝置LTAG流量計上游閥后送至提升管回煉。

加氫單元主要用于將富含多環(huán)芳烴、低十六烷值的劣質(zhì)LCO通過工藝參數(shù)優(yōu)化和專用催化劑進行多環(huán)芳烴選擇性加氫飽和，在較低的反應壓力和化學耗氫下最大化地生成四氫萘型單環(huán)芳烴。

催化裂化單元主要用于將加氫單元生成的富含四氫萘型單環(huán)芳烴的加氫LCO，通過獨特的裂化反應環(huán)境或單獨的加氫LCO轉(zhuǎn)化區(qū)，強化四氫萘型單環(huán)芳烴的開環(huán)裂化反應從而抑制氫轉(zhuǎn)移反應，實現(xiàn)加氫LCO的選擇性催化裂化反應，將劣質(zhì)LCO部分或全部轉(zhuǎn)化成高辛烷值汽油。

1.2 約束條件

此次LTAG技術在上海石化3 900 kt/a渣油加氫裝置(以下簡稱RDS)和3 500 kt/a 2#催化裂化裝置進行工業(yè)應用，加氫渣油與加氫LCO采取分層進料。

LTAG技術的實施效果常常受到裝置實際運行情況的約束，盡管在LTAG改造方案設計時已盡量規(guī)避相關裝置瓶頸，但具體實施時LCO加氫裝置與催化裂化裝置總會存在各種裝置瓶頸。

對上海石化催化裂化裝置而言，裝置的主要瓶頸有：(1)裝置再生器尺寸設計較小，特別是1#再生器密相床直徑段直徑為10.56 m，當裝置負荷提高至440 t/h時，對應主風量約為5 900 m3/min，較高的主風量容易造成床層內(nèi)線速過高而影響燒焦效果；(2)由于分離系統(tǒng)的生產(chǎn)負荷限制，汽油最大產(chǎn)量約205 t/h，在加氫柴油回煉量為40 t/h時，加氫渣油進料量不高于415 t/h；(3)由于氣分系統(tǒng)的生產(chǎn)負荷限制，氣分裝置液化氣進料量不能超過70 t/h，LTAG投用前后在加氫渣油進料量415 t/h時液化氣產(chǎn)量約65 t/h，制約了裝置處理量和反應苛刻度的提高；(4)干氣脫硫裝置設計負荷有限，催化干氣產(chǎn)量不可高于27 000 m3/h，否則會造成干氣送管網(wǎng)硫質(zhì)量分數(shù)超標，影響燃燒排放，制約了裝置反應苛刻度的提高；(5)鑒于催化裂化裝置原料的性質(zhì)，催化穩(wěn)定汽油苯體積分數(shù)達到0.7%～0.8%，回煉RDS柴油苯含量會進一步提高，限制了柴油處理量。

2 應用情況

2.1 應用過程

根據(jù)上海石化生產(chǎn)安排，此次LTAG工業(yè)試驗項目共分為備料和試驗標定兩個部分。

(1)備料

上海石化2#催化裂化裝置于2019年6—9月對油漿深拔單元進行了改造，增設相應的LTAG噴嘴進料流程、減壓塔進料線流程，側(cè)線柴油冷卻流程、側(cè)線柴油外送及返塔流程、塔底減壓重柴油外送流程。2019年10月15日，減壓塔開始投料，原料為催化全餾分柴油，處理量為30 t/h，控制LCO輕餾分干點不高于260 ℃，多環(huán)芳烴質(zhì)量分數(shù)不高于18%。側(cè)線輕柴油備料于10月17日開始，至11月13日，罐區(qū)備料1 500 t，繼續(xù)維持減壓塔正常運行。

(2)試驗標定

試驗標定部分分為空白工況、對比工況和試驗工況3個階段。

空白工況(2019年11月18日至2019年11月21日)：加氫渣油處理量410 t/h，無LCO輕餾分和RDS柴油回煉。本階段主要為試驗階段作空白對比。

對比工況(2019年11月21日至2019年11月26日)：加氫渣油處理量410 t/h，LCO全餾分30 t/h經(jīng)RDS加氫后返回催化裝置與重油分層進料。本階段試驗目標是能夠降低催化柴油產(chǎn)率，加氫LCO轉(zhuǎn)化率不低于68%，增產(chǎn)汽油與液化氣，二者選擇性不低于90%。

試驗工況(2019年11月26日至2019年11月30日)：加氫渣油處理量410 t/h，LCO餾分先輕重切割，切割后7 t/h LCO輕餾分與經(jīng)RDS加氫后的23 t/h重質(zhì)LCO餾分合計30 t/h，與重油分層進料。本階段試驗目標是在對比工況的基礎上，穩(wěn)定汽油辛烷值能夠增加0.6個單位。

2.2 影響因素分析

2.2.1 原料

上海石化3 500 kt/a 2#催化裂化裝置采用多產(chǎn)異構(gòu)化烷烴(MIP)技術，由中國石化工程建設有限公司設計，反應再生系統(tǒng)采用了重疊式兩段再生、內(nèi)置提升管反應器的高低并列型式，設計加氫渣油加工量為3 500 kt/a，操作彈性為60%～110%。

2#催化裂化裝置正常以RDS加氫渣油為原料，對比工況和試驗工況期間摻煉柴油餾分。不同階段加氫渣油原料性質(zhì)見表1。

表1 不同階段加氫渣油原料性質(zhì)對比

由表1可以看出：試驗期間催化加氫渣油性質(zhì)基本穩(wěn)定，原料油密度、殘?zhí)颗c重金屬質(zhì)量分數(shù)無明顯區(qū)別，對比工況期間由于RDS生產(chǎn)低硫重質(zhì)船用燃料油，為了滿足低硫重質(zhì)船用燃料油運動黏度(100 ℃)不低于120.0 mm2/s的需求，提高了RDS進料摻渣比。但由于原料配比也有所變化，導致催化原料性質(zhì)與空白工況、試驗工況相比略輕，原料密度略低2 kg/m3，總體對催化操作及產(chǎn)品分布無明顯影響。

從分析數(shù)據(jù)可以看出：側(cè)線輕LCO的硫質(zhì)量分數(shù)為0.127%，密度為0.898 9 g/cm3，終餾點為256.7 ℃，小于260 ℃的控制指標，滿足試驗要求。

2.2.2 操作參數(shù)

試驗期間，2#催化裂化裝置操作平穩(wěn)，各操作參數(shù)控制穩(wěn)定，未發(fā)生明顯波動，具體不同工況操作參數(shù)對比見表2。

表2 不同階段操作參數(shù)對比

由表2可以看出：試驗期間催化操作參數(shù)無明顯波動，考慮加氫LCO回煉導致反應器線速增加，LTAG投用后調(diào)整了反再壓力，沉降器壓力提高10 kPa左右，再生器壓力提高20 kPa左右，一再一旋線速維持(19±0.2)m/s，VQS線速控制19.5 m/s。原料預熱溫度與再生密相溫度基本無變化。LTAG投用后，生焦量略有升高，裝置提高了主風量。

2.2.3 催化劑

上海石化2#催化裂化裝置全年使用中國石化催化劑長嶺分公司生產(chǎn)的RMIP-1型催化劑，消除了由于催化劑型號改變對產(chǎn)品性質(zhì)的影響，試驗期間各工況平衡劑性質(zhì)見表3。

表3 不同階段平衡劑性質(zhì)對比

2#催化裂化裝置設計平衡劑活性為55%～60%，由表4可以看出：試驗期間平衡劑性質(zhì)較為穩(wěn)定，各階段平衡劑活性均維持在56.5%左右，活性正常。

2.2.4 產(chǎn)品分布

LTAG試驗期間，汽油產(chǎn)率明顯升高，柴油產(chǎn)率明顯下降，干氣及液化氣產(chǎn)率略有上升，其余產(chǎn)品產(chǎn)率無明顯變化，試驗期間各工況原料和產(chǎn)品分布情況見表4～5。

表4 不同階段原料分布對比 t/h

表5 不同階段產(chǎn)品分布對比

(2)外來物料如RDS酸性氣與RDS輕烴在產(chǎn)品中已相應扣除，干氣中已扣除非烴。

由表5可以看出：與空白工況相比，對比工況及試驗工況汽油產(chǎn)率分別增加了3.38和3.37個百分點；柴油產(chǎn)率分別降低了6.42和5.27個百分點；干氣產(chǎn)率及液化氣產(chǎn)率均略有增加。

按照空白工況各產(chǎn)品的轉(zhuǎn)化率，對對比工況及試驗工況加氫渣油轉(zhuǎn)化情況進行計算，得到加氫柴油表觀產(chǎn)物分布情況(見表6)。對比工況的原料中加氫柴油回煉30.93 t/h，試驗工況的原料包括加氫柴油回煉23.47 t/h和側(cè)線輕LCO回煉7 t/h。

經(jīng)計算，對比工況加氫柴油的轉(zhuǎn)化率為(100-15.16)/100=84.84%，則相應的汽油選擇性為44.68%/84.84%=52.66%；液化氣選擇性為17.94%/84.84%=21.14%；汽油選擇性+液化氣選擇性=73.8%。

表6 加氫柴油表觀產(chǎn)物分布

試驗工況轉(zhuǎn)化率為(100-28.72)/100=71.28%，則相應的汽油選擇性為45.39%/71.28%=63.67%；液化氣選擇性為19.82%/71.28%=27.8%；汽油選擇性+液化氣選擇性為91.47%。

綜上所述，試驗期間投用側(cè)線輕LCO回煉后，汽油及液化氣總選擇性達到90%以上的預期目標，與對比工況相比，總選擇性提高17.67個百分點，提高幅度達23.95%。試驗工況中輕LCO餾分未加氫直接回煉，轉(zhuǎn)化率略低于RDS加氫柴油，但汽油及液化氣的總選擇性更高。

2.2.5 產(chǎn)品性質(zhì)

不同工況穩(wěn)定汽油性質(zhì)見表7所示。

表7 不同工況穩(wěn)定汽油性質(zhì)對比

由表7可以看出：對比工況及試驗工況穩(wěn)定汽油烯烴質(zhì)量分數(shù)稍有下降，芳烴質(zhì)量分數(shù)稍有上升，主要是加氫單元生成了大量四氫萘型單環(huán)芳烴，且單環(huán)芳烴通過開環(huán)裂化生成烷基苯型單環(huán)芳烴，大部分落入汽油餾分中，導致穩(wěn)定汽油中芳烴的體積分數(shù)增加，烯烴體積分數(shù)下降。此外，從穩(wěn)定汽油中苯體積分數(shù)增加也能得以驗證。試驗工況相比對比工況，汽油研究法辛烷值由91.4提高至91.65，增加了0.25個單位，汽油馬達法辛烷值由81.3提高至81.53，提高了0.23個單位，均有提高。

2#催化裂化裝置在3個工況期間，干氣、液化氣組成及油漿性質(zhì)基本一致，催化柴油密度略有增加，由LTAG投用前的956.9 kg/m3提高至投用后的961.8 kg/m3。

3 結(jié)論

(1)為實現(xiàn)LCO輕、重餾分的切割，上海石化對減壓塔進行了塔盤改造，并對LTAG噴嘴進料流程、減壓塔進料線流程、側(cè)線柴油冷卻流程、側(cè)線柴油外送及返塔流程、塔底減壓重柴油外送流程等進行改造，改造后通過優(yōu)化操作，真空度控制在15～20 kPa(絕對壓力)并以抽出溫度不高于85 ℃作為餾出口質(zhì)量的控制點，可穩(wěn)定抽出約10%的LCO輕餾分并控制其干點不高于260 ℃、多環(huán)芳烴質(zhì)量分數(shù)不高于18%的設計要求，改造比較成功，為后續(xù)LTAG提質(zhì)增效工業(yè)試驗側(cè)線輕LCO的備料及回煉奠定基礎。

(2)LTAG提質(zhì)增效工業(yè)試驗期間，上海石化2#催化裂化裝置各系統(tǒng)操作穩(wěn)定，主要操作參數(shù)與LTAG技術投用前基本一致。穩(wěn)定汽油研究法辛烷值由對比工況的91.4提高至試驗工況的91.65，增加了0.25個單位，馬達法辛烷值由對比工況的81.3提高至81.53，增加了0.23個單位。

(3)對比工況與空白工況相比，催化柴油產(chǎn)率降低6.42個百分點，汽油及液化氣產(chǎn)率提高了4.74個百分點；試驗工況與空白工況相比，催化柴油產(chǎn)率降低5.27個百分點，汽油及液化氣產(chǎn)率提高4.84個百分點。兩種工況均能有效降低柴汽比，但試驗工況中汽油及液化氣的選擇性更高，且選擇性在90%以上。

(4)LTAG提質(zhì)增效技術(試驗工況)是在常規(guī)LTAG技術(對比工況)基礎上開發(fā)的，LCO進行輕、重餾分的切割，切割后直接回煉，而重餾分選擇性加氫后與輕餾分混合后與重油分層進催化裂化裝置生產(chǎn)高辛烷值汽油。相比常規(guī)LTAG技術，其穩(wěn)定汽油辛烷值更高，汽油及液化氣選擇性也更高。