管家偉

（中國石油化工股份有限公司鎮(zhèn)海煉化分公司，浙江寧波 315207）

催化裂化反應(yīng)過程的主要產(chǎn)物有干氣、液化氣、汽油、柴油等，其中催化裂化裝置柴油（LCO）的突出特點(diǎn)是富含芳烴，包括單環(huán)、雙環(huán)、三環(huán)芳烴，芳烴的質(zhì)量分?jǐn)?shù)大多在60%以上，而且十六烷值非常低，大多在30以下，發(fā)動(dòng)機(jī)點(diǎn)火性能差，屬于劣質(zhì)柴油餾分。催化裂化柴油在煉油廠產(chǎn)品結(jié)構(gòu)中主要用作車用柴油調(diào)和組分，比例較高，有些達(dá)到30%[1-2]。為催化柴油找到一條經(jīng)濟(jì)合理的利用途徑，全面提高柴油的產(chǎn)品質(zhì)量，成為煉油企業(yè)亟需解決的問題[3]。

2021 年開始，為適應(yīng)煉油行業(yè)油品結(jié)構(gòu)調(diào)整的趨勢(shì)，降低企業(yè)柴汽比，提高企業(yè)市場(chǎng)競(jìng)爭(zhēng)力，某煉化企業(yè)應(yīng)用中國石化（大連）石油化工研究院有限公司（簡(jiǎn)稱FRIPP）開發(fā)的催化柴油選擇性加氫轉(zhuǎn)化技術(shù)（FD2G），通過少量改造，將原加工150×104t/a 蠟油的加氫裂化裝置改造為加工100×104t/a 催化柴油的加氫轉(zhuǎn)化裝置（簡(jiǎn)稱2#加氫裂化裝置），將芳烴含量較高的催化柴油定向轉(zhuǎn)化為辛烷值高的汽油調(diào)和組分，未轉(zhuǎn)化油的硫含量＜10.00 mg/kg，可直接作為清潔柴油產(chǎn)品，十六烷值較原料催化柴油增加10 個(gè)單位以上，取得了良好的效果[4]。

1 裝置簡(jiǎn)介及催化劑情況

1.1 裝置簡(jiǎn)介

2# 加氫裂化裝置原設(shè)計(jì)規(guī)模為150×104t/a，于2007 年3 月21 日開工正常，并投入生產(chǎn)運(yùn)行，該裝置由中國石化洛陽石化工程公司設(shè)計(jì)，以伊朗減壓蠟油為原料，采用單段串聯(lián)、一次通過流程，產(chǎn)品包括脫硫低分氣、脫硫燃料氣、脫硫液化氣、酸性氣、輕石腦油、重石腦油、航煤、柴油，同時(shí)副產(chǎn)40×104t/a 加氫裂化尾油做優(yōu)質(zhì)乙烯原料。

2021 年11 月開始，2#加氫裂化裝置通過降低裝置加工負(fù)荷，增加部分冷換設(shè)備的跨線，增加部分泵的最小流量線，盲板隔離多余塔系，調(diào)整或更換部分流量計(jì)等少量動(dòng)改。由蠟油加氫裂化裝置改造為100×104t/a催化柴油加氫轉(zhuǎn)化裝置。該裝置由中國石化廣州工程有限公司設(shè)計(jì)，采用FRIPP 開發(fā)的FD2G 技術(shù)，以催化柴油和歧化重芳烴的混合油為原料，采用一段串聯(lián)工藝流程，部分循環(huán)操作模式，產(chǎn)品包括民用液化氣、輕重石腦油、辛烷值較高的汽油調(diào)和組分、清潔柴油等。2#加氫裂化裝置由反應(yīng)單元、分餾單元、脫硫單元、溶劑處理單元、公用工程單元組成。其中反應(yīng)單元包括催化劑硫化、鈍化設(shè)施、原料過濾及污油回收設(shè)施、加氫進(jìn)料泵、補(bǔ)充氫壓縮機(jī)、循環(huán)氫壓縮機(jī)、反應(yīng)加熱爐、反應(yīng)器、反應(yīng)餾出物換熱器、高壓空冷、高/低壓油氣水分離器以及循環(huán)氫脫硫設(shè)施；分餾單元包括脫除硫化氫的主汽提塔、汽柴油產(chǎn)品分餾塔（包括汽油側(cè)線汽提塔部分）、穩(wěn)定塔；脫硫單元包括液化氣脫硫塔、干氣脫硫塔以及低分氣脫硫塔[5]；溶劑處理單元包括胺液再生塔、胺液過濾、胺液緩沖罐等；公用工程單元包括裝置所使用的3.5 MPa 蒸汽、1.0 MPa 蒸汽、新鮮水、軟化水、循環(huán)水、蒸汽凝結(jié)水、氮?dú)?、凈化風(fēng)、輕污油、火炬系統(tǒng)、含硫污水以及含油污水提升設(shè)施，裝置流程簡(jiǎn)圖見圖1。

圖1 2#加氫裂化裝置工藝流程簡(jiǎn)圖

1.2 催化劑情況

2#加氫裂化裝置改造為催化柴油加氫轉(zhuǎn)化裝置后，裝填FRIPP 開發(fā)的保護(hù)劑、加氫精制劑、FD2G 專用加氫轉(zhuǎn)化催化劑及后精制催化劑，反應(yīng)器床層空余空間裝填堆積密度低、強(qiáng)度高、雜質(zhì)含量低的專用支撐劑。催化劑主要裝填數(shù)據(jù)見表1。

表1 催化劑裝填數(shù)據(jù)

2 裝置原料及產(chǎn)品性質(zhì)

2.1 裝置原料性質(zhì)

2#加氫裂化裝置原料性質(zhì)見表2，由表2 可以看出，催化柴油密度為928.40 kg/m3，95%餾出溫度為341.00 ℃，硫含量為0.54 mg/kg，氮含量為810.0 mg/kg，芳烴含量為87.70%，十六烷值＜30，催化柴油原料性質(zhì)整體具有氮含量較高、芳烴含量高、十六烷值低、密度大的特點(diǎn)。為改善原料性質(zhì)、帶走部分反應(yīng)熱、降低冷氫流量，將部分分餾塔底精制柴油組分（比例約15%）作為循環(huán)油與催化柴油合并作為反應(yīng)進(jìn)料，反應(yīng)進(jìn)料的芳烴含量、硫含量、氮含量、密度以及餾程均較催化柴油（新鮮進(jìn)料）要低。

表2 裝置原料性質(zhì)

2.2 裝置產(chǎn)品性質(zhì)

根據(jù)裝置原料性質(zhì)：催化柴油中的硫、氮含量高，十六烷值低，必須通過加氫的手段脫除原料油中的硫、氮，提高原料十六烷值，降低密度。對(duì)于柴油餾分而言，富含芳烴對(duì)十六烷值是不利的，但是對(duì)于石腦油餾分而言，富含芳烴的石腦油餾分辛烷值高，可作為汽油調(diào)和組分，提高汽油產(chǎn)品的辛烷值，并且芳烴含量高的石腦油餾分也可作為優(yōu)質(zhì)的催化重整原料[6]。在深度處理催化柴油時(shí)，通過一定深度的加氫反應(yīng)脫除原料中的硫、氮，使原料中的芳烴部分飽和，然后通過定向加氫轉(zhuǎn)化反應(yīng)將原料中的二環(huán)、三環(huán)芳烴定向裂化為單環(huán)芳烴，并通過分餾塔將單環(huán)芳烴富集至石腦油、汽油餾分中生產(chǎn)高辛烷值的汽油調(diào)和組分。

裝置主要產(chǎn)品性質(zhì)見表3，從表3 數(shù)據(jù)可以看出，主要目的產(chǎn)品汽油的密度在826.40～856.60 kg/m3，終餾點(diǎn)控制在205.00 ℃以下，硫含量＜0.50 mg/kg，氮含量＜0.5 mg/kg，研究法辛烷值提高至92.5 以上，直接作為生產(chǎn)高辛烷值汽油的調(diào)和組分；輕石腦油產(chǎn)品硫含量＜10.00 mg/kg，氮含量＜1.0 mg/kg，研究法辛烷值在75.0，去罐區(qū)調(diào)合汽油；重石腦油產(chǎn)品硫含量為4.00 mg/kg，氮含量＜0.5 mg/kg，環(huán)烷烴含量在43.94%，做重整原料；精制柴油產(chǎn)品相比原料催化柴油，十六烷值從30以下增加到40，硫含量控制在1.50 mg/kg，氮含量＜0.5 mg/kg，芳烴含量降低至58.50%，一部分作為循環(huán)油進(jìn)行循環(huán)回?zé)捀纳圃闲再|(zhì)，降低反應(yīng)熱，剩余部分去罐區(qū)調(diào)合車用柴油。

表3 裝置主要產(chǎn)品性質(zhì)

3 工藝參數(shù)及物料平衡

3.1 裝置工藝參數(shù)

精制反應(yīng)器中催化劑床層的總溫升為77.00 ℃左右，催化劑床層平均溫度在368.00 ℃左右，原料油中的氮可有效脫除，精制油氮含量控制在＜5.0 mg/kg，精制催化劑活性較好，在正常生產(chǎn)的反應(yīng)初期可通過降低精制反應(yīng)壓力、溫度來降低加氫精制反應(yīng)深度，在不影響轉(zhuǎn)化反應(yīng)活性的情況下，控制相對(duì)較高的精制油氮含量，減少原料中的芳烴飽和，提高分餾產(chǎn)品中的芳烴含量，提升汽油辛烷值。裂化反應(yīng)器中催化劑床層的總溫升為66.00 ℃左右，催化劑床層平均溫度在391.00 ℃左右，反應(yīng)轉(zhuǎn)化率50.31%[7]，反應(yīng)轉(zhuǎn)化率較高，且還有一定的提升空間，裂化催化劑性能較優(yōu)。

3.2 裝置物料平衡

裝置物料平衡數(shù)據(jù)見表4，從表4 數(shù)據(jù)可以看出，＜205.00 ℃餾分收率（汽油及以下組分）49.04%，輕油收率（酸性氣～柴油餾分）在93.48%，液體收率（液化氣～柴油餾分）在92.62%，產(chǎn)品分布情況較好。為較大程度上得到目的產(chǎn)品，提高汽油收率，反應(yīng)深度控制較深，轉(zhuǎn)化率較高，工業(yè)氫的消耗較大，在4.11%。

表4 物料平衡表

4 裝置開工運(yùn)行問題分析

4.1 裝置能耗情況

裝置改造前后的能耗對(duì)比情況見表5，從表5 數(shù)據(jù)可以看出，裝置改造為100×104t/a 催化柴油加氫轉(zhuǎn)化裝置后，能耗與原蠟油工況及FD2G 設(shè)計(jì)工況比大幅上升，原因有以下幾點(diǎn)：（1）改造后分餾塔溫位降低，中段回流停運(yùn)，塔頂?shù)蜏責(zé)崴＿\(yùn)，柴油側(cè)線汽提塔底溫位降低，無法發(fā)生蒸汽；（2）原料變?yōu)榇呋裼秃螅磻?yīng)溫升大，氫耗高，循環(huán)氫壓縮機(jī)轉(zhuǎn)速高，新氫壓縮機(jī)負(fù)荷高，3.5 MPa 蒸汽及電耗均增加較多；（3）改造后裝置處理量由150×104t/a 降至100×104t/a，且裝置運(yùn)行期間未達(dá)到設(shè)計(jì)負(fù)荷，負(fù)荷較低導(dǎo)致能耗攤薄減少，計(jì)算單耗增加；（4）為降低裝置改造成本，原料泵、反應(yīng)注水泵、循環(huán)氫壓縮機(jī)、新氫壓縮機(jī)等主要耗能設(shè)備均利舊，電耗損失大。

表5 裝置能耗情況

4.2 反應(yīng)溫度控制

催化柴油是一種富含芳烴的劣質(zhì)柴油，在加氫轉(zhuǎn)化反應(yīng)過程中芳烴加氫飽和、芳烴開環(huán)、裂化均為強(qiáng)放熱反應(yīng)。裝置開工運(yùn)行以來，發(fā)生兩次裂化反應(yīng)器溫度、溫升波動(dòng)的情況，總溫升最高達(dá)到100.00 ℃。為保證裝置安全平穩(wěn)運(yùn)行，工藝操作穩(wěn)定可控，采取以下措施控制反應(yīng)溫度平穩(wěn)：

（1）保持原料穩(wěn)定：當(dāng)原料性質(zhì)、原料加工量及原料與循環(huán)油加工比例發(fā)生變化時(shí)會(huì)導(dǎo)致加氫精制、加氫裂化反應(yīng)器各個(gè)床層反應(yīng)溫度、溫升隨之波動(dòng)。因此，需要嚴(yán)格控制原料，確保裝置平穩(wěn)運(yùn)行。催化柴油進(jìn)裝置量控制在109 t/h 左右，循環(huán)油量控制在31 t/h左右，反應(yīng)總進(jìn)料量控制在140 t/h 左右，流量波幅控制在5 t 以內(nèi)。

（2）均勻提升反應(yīng)壓力：因催化劑活性逐漸降低，同步調(diào)整反應(yīng)壓力進(jìn)行補(bǔ)償，控制芳烴加氫飽和、裂化、開環(huán)深度，正常生產(chǎn)時(shí)，反應(yīng)氫分壓提高0.002 MPa/d。

（3）精制反應(yīng)器溫度控制：精制反應(yīng)器床層總溫升控制≯86.00 ℃，原料油性質(zhì)變化，通過調(diào)整原料油溫控跨線、混氫跨線、反應(yīng)爐出口溫度，保持精制反應(yīng)器入口溫度、出口溫度穩(wěn)定，防止精制反應(yīng)熱帶至裂化反應(yīng)器導(dǎo)致“飛溫”。

（4）裂化反應(yīng)器各床層溫升操作：控制裂化反應(yīng)器各床層溫升在相近范圍，保證各床層裂化反應(yīng)均勻，避免出現(xiàn)個(gè)別床層溫升特別高的現(xiàn)象，降低“飛溫”風(fēng)險(xiǎn)。

（5）控制裂化反應(yīng)器各床層溫升≯20.00 ℃：適當(dāng)提高一床層、二床層反應(yīng)溫升，降低三床層、四床層溫度和溫升，保證各床層溫升控制在20.00 ℃以下。調(diào)整裂化反應(yīng)器溫度時(shí)，控制合適的提溫速率，避免床層“飛溫”，密切關(guān)注提溫過程中各床層溫升變化情況。當(dāng)單床層溫升達(dá)到或超過20.00 ℃時(shí)，立即停止升溫，并增大各床層冷氫量，將溫升控制在可控范圍內(nèi)。

4.3 精制柴油帶水

開工后精制柴油含水量過高，無法分離，分析原因是分餾塔蒸汽汽提導(dǎo)致含水量過高，但是停蒸汽汽提后柴油閃點(diǎn)又不合格，因此，決定改用氮?dú)馄幔逐s塔壓控開度明顯增大。

5 結(jié)論

加氫裂化裝置可以通過少量改造，應(yīng)用中國石化（大連）石油化工研究院有限公司開發(fā)的催化柴油選擇性加氫轉(zhuǎn)化技術(shù)（FD2G），劣質(zhì)的催化柴油原料，可以產(chǎn)出氮含量＜0.5 mg/kg，硫含量＜0.50 mg/kg，并且研究法辛烷值高達(dá)92.5 以上的高辛烷值清潔汽油調(diào)和組分以及硫含量＜10.00 mg/kg，十六烷值較原料增加10個(gè)單位的清潔柴油調(diào)和組分。但也因改造量小，與新工藝匹配適應(yīng)性不強(qiáng)，存在裝置能耗高，反應(yīng)溫度控制不穩(wěn)等運(yùn)行問題。