加氫裂化工藝條件優(yōu)化及實施

范衛(wèi)東 ，馮珂婷 ，牛 犇

（1.西安石油大學，陜西西安 710065；2.中國石油獨山子石化分公司，新疆獨山子 833600）

我國原油質量逐年變重、變差，高硫原油的加工逐年增加，環(huán)保法規(guī)對煉油工藝本身及石油產品質量要求日趨嚴格，市場對清潔燃料和優(yōu)質化工原料需求量持續(xù)增長，重質原料清潔輕質化工藝技術持續(xù)快速增長。加氫裂化作為二次加工技術具有加工原料的范圍寬、原料適應性強、產品方案靈活、產品質量好、液體產品收率高等特點，能生產從液化石油氣、石腦油、噴氣燃料、柴油到蒸汽裂解原料、潤滑油基礎油等多種優(yōu)質產品、原料，是大型煉廠和石油化工企業(yè)最重要、最可靠、最靈活和最有效的加工手段[1，2]，在全廠生產流程中起到產品質量分布和產品質量調節(jié)器的作用，是“油-化-纖”結合的核心，已成為現代煉油和化工中最重要的重油深度加工工藝之一。

獨山子石化公司煉油廠原油一次加工能力10 Mt/a，含1 Mt/a蒸餾裝置、1.2 Mt/a焦化裝置、2 Mt/a蠟油加氫裂化裝置、3 Mt/a柴油加氫精制裝置和重整及催化裝置等裝置。2 Mt/a蠟油加氫裂化裝置因其原料加工范圍廣，產品附加值高等優(yōu)勢在煉油廠占有重要地位。近年來，柴油市場產能過剩日益嚴重，石油化工原料供應不足，通過優(yōu)化原料組成、調整反應深度、優(yōu)化分餾系統(tǒng)等措施，可大幅度改善產品分布，提高石腦油、航煤、加氫尾油收率，降低重柴油收率，實現效益的最大化。

1 裝置簡介

我國現有加氫裂化裝置絕大部分采用單段雙劑或單段串聯(lián)工藝流程，兩種工藝占總處理能力的91.2%。加氫裂化裝置操作模式根據尾油循環(huán)方式分為全循環(huán)、部分循環(huán)和一次通過三種。中國石油獨山子石化煉油廠200×104t/a蠟油加氫裂化裝置采用UOP公司提供的工藝包，裝置以減壓蠟油、焦化蠟油為原料，采用單段一次通過流程，最大限度生產BMCI＜14的尾油（作乙烯原料）和硫含量＜50 mg/L，十六烷值＞55的優(yōu)質柴油，同時副產輕烴氣體、液態(tài)烴和石腦油。裝置設計規(guī)模200×104t/a，操作彈性50%～110%，年開工時數8 400 h。根據實際生產需要，反應轉化率可以在70%～85%進行調整（以生成油365℃餾出量來計量轉化率）。裝置由反應部分（包括新氫壓縮機、循環(huán)氫壓縮機）、分餾部分及公用工程設施組成。

減壓蠟油、焦化蠟油混合原料經原料油過濾器、原料油緩沖罐切水，加壓至17.5 MPa、換熱，采用爐后混氫流程，與420℃循環(huán)氫混合，350℃、14.5 MPa進入加氫精制/裂化反應，經熱高、熱低、冷高、冷低壓分離器，分離出循環(huán)氫、低分生成油和低分氣（見圖1）。

冷低分油與熱低分油分別進入主汽提塔（C-201）的第11層和第23層，塔底用過熱蒸汽汽提。塔頂氣經主汽提塔頂回流罐（V-201）進行油、水、氣三相分離。分離出的輕烴氣與脫丁烷塔頂氣進入干氣脫硫塔。主汽提塔頂液相一路作為塔頂回流，另一路進入脫丁烷塔（C-204），分離出液化氣和輕石腦油。主汽提塔底油經預閃蒸罐閃蒸后，底液經分餾塔進料泵增壓后進入分餾塔進料加熱爐（F-201）加熱到371℃，進入分餾塔的第48層塔板（見圖2）。

圖1 2 Mt/a加氫裂化裝置反應部分原則流程圖

產品分餾塔塔底用過熱蒸汽汽提，塔頂氣經塔頂回流罐（V-202）進行油、水、氣三相分離，油相一路做塔頂回流，另一路為重石腦油外送至罐區(qū)；產品分餾塔中部設輕柴油（第17層）側線抽出、重柴油側線抽出，塔底油經增壓換熱后作加氫尾油送出裝置。

2 裝置分析

200×104t/a加氫裂化裝置采用設備臺數相對較少、流程相對簡單的單段一次通過流程。裝置自2009年9月開工投產以來，運行平穩(wěn)，原料加工范圍廣、副產品少、目的產品質量好、收率高、熱能利用合理。受近年來重柴油市場日益萎縮的影響和石油化工原料供不應求的作用，降低裝置重柴油柴油收率，最大限度提高裝置石腦油收率、航煤收率、加氫尾油收率，一直是裝置生產優(yōu)化的方向。

為優(yōu)化產品分布、擴大加氫原料供應、凈化裂化原料質量、提升加氫裂化反應的轉化率、改善裂化產品質量、延長裂化催化劑使用壽命，主要對原有催化劑進行了優(yōu)化級配。最初設計保護劑選用TK10、TK711、834-HC、HC-DM，精制催化劑選用UF-210STARS，裂化劑選用DHC-32LT，裂化劑采用含少量分子篩的無定形硅鋁復合型催化劑，有良好的中間餾分油選擇性，產品結構穩(wěn)定，初期和末期變化??；具有良好的抗有機氮的能力，不再單獨設置加氫精制反應器。2015年大修保護劑更換為CATTRAP-30和CATTRAP-50保護劑，脫金屬劑更換為KF-542、KF-647、KG-6型；精制劑更換為鎳鉬型KF-851-1.5Q、KF-851-3Q催化劑，在進行脫硫、脫氮和芳烴飽和反應的同時，具有極高的加氫和脫除雜質能力，使通過反應器出口物料中微量的烯烴組分飽和，以防止在硫化氫存在的環(huán)境下生成硫醇。裂化劑更換為HC-140LT，在滿足最大量生產國V柴油的前提下，獲得更多的重石腦油和輕柴油的收率。HC-140LT具有更高的活性，更低的氫耗，同時保證裝置的運行周期。

3 優(yōu)化操作實例

3.1 優(yōu)化原料

圖2 2 Mt/a加氫裂化裝置分餾部分原則流程圖

表1 摻煉餾分油基本性質

在相同的催化劑和工藝條件下，產品烴類組成與原料烴類組成密切相關。加氫裂化不發(fā)生環(huán)化反應，原料中的環(huán)狀烴含量越高，對應的重石腦油、航煤和柴油產品中的環(huán)狀烴含量隨之增加。原料中環(huán)狀烴含量越高，加氫裂化生產的重石腦油芳潛越高、航煤煙點越低、柴油十六烷值越低。在原料中摻煉常三線、常一線、減一線和催化柴油，可增產輕質、重質裂解原料和航空煤油、對提高加氫裂化效益意義重大[3，4]。

為擴大原料來源，優(yōu)化裝置產品分布，分別進行摻煉減一線油（10 t/h）、常一線油（15 t/h）、常三線油（20 t/h）和混合摻煉常三線、常一線油、減一線、催化柴油的工業(yè)試驗，在保證產品質量的同時，調整反應、分餾操作參數，以維持裝置穩(wěn)定平穩(wěn)。摻煉餾分油性質（見表1），混合摻煉原料性質（見表2），摻煉前后反應、分餾單元操作條件及產品分布（見表3、表4）。

表2 混合摻煉前后加氫裂化原料性質

表2 混合摻煉前后加氫裂化原料性質（續(xù)表）

表3 摻煉前后主要操作條件變化

表4 摻煉前后產品分布

減一線油主要為柴油組分，摻煉后VGO加工量減少，輕組分產品（航煤及航煤以上產品）收率較正常加工VGO有小幅下降（0.52%），柴油+尾油收率有所上升。摻煉常一線油后，輕組分產品（航煤及航煤以上產品）收率較正常加工VGO上升（1.45%），較摻煉減一線油輕組分產品收率上升1.97%。摻煉常一線油后航煤收率較正常加工VGO大幅上升（4.96%），較摻煉減一線油后航煤收率上升（3.82%），主要是由于常一線組分主要為航煤餾分，基本上常一線都轉化為航煤以上組分。摻煉常三線油后航煤以上組分多8.95 t/h，收率提高4.06%。

常一線、常三線、減一線餾分保持了石油中的原始烴類組成，烷烴、環(huán)烷烴含量較多，芳烴含量有限，在加氫裂化反應條件下，易發(fā)生裂化反應。催化柴油中含量較高的芳烴加氫后大部分仍以環(huán)狀烴形式存在，即使發(fā)生加氫裂化反應產生單環(huán)環(huán)狀烴，由于催化柴油中輕餾分與航煤餾程的重疊，反應產物進入航煤組分，故混合摻煉時航煤中環(huán)狀烴含量顯著增加，航煤煙點降低?；旌蠐綗捲囼灧磻M料量控制230±1 t/h，摻煉常一線 10 t/h、常三線油25 t/h、減一線 10 t/h、催柴 17 t/h，其余為焦化蠟油168 t/h，執(zhí)行航煤生產方案。

混合摻煉后原料組分明顯變輕，進料飽和度增加，硫氮含量更高，精制床層溫升將略增加，由于原料組分變化，烷烴含量升高，經過精制后的油品飽和度更高，裂化床層溫升將會降低。裝置各項產品均合格受控，充分拔出航煤及以上組分，航煤以上組分含氫收率達到48.97%。摻煉催柴后，反應精制床層溫升無明顯變化，加工催柴時的反應放熱量與加工焦化蠟油時相當，反應氫耗略有增加。

液化氣和重石腦油收率明顯上升，輕石腦油收率基本持平，航煤收率更低，更多重柴壓入尾油中，導致重柴收率更低，尾油收率更高。航煤以上組分含氫收率達到48.97%呈現明顯上升趨勢。輕、重石腦油餾程無明顯變化，輕石腦油醋酸鉛腐蝕均合格；航煤殘留控制≮1.4%（V/V），終餾點控制在240℃，最大限度生產航煤；為保證尾油外送量≮85 t/h，裝置將重柴油壓入尾油，重柴油終餾點降低190℃左右，尾油2%餾出溫度降至300℃左右，BMCI控制在11.5左右。

3.2 調整反應深度

隨著加氫裂化裝置轉化率的提高，餾程范圍基本不變的石腦油餾分收率持續(xù)增加，航煤產率先隨轉化率提升后趨于平穩(wěn)，柴油餾分收率先緩慢升高至最高點后緩慢下降。隨轉化率的增加，中間餾分油密度降低，噴氣燃料的煙點和柴油十六烷值提高，產品低溫流動性如冰點、凝點變化不大。

為保證加氫裂化裝置最大限度地獲得高附加值產品，對裝置的反應深度進行調節(jié)。在管網新氫富裕和壓縮機負荷允許情況下，逐漸提高反應溫度（每次0.3℃），檢查反應床層各點溫度是否平穩(wěn)可控，新氫耗量和新氫壓縮機負荷運行情況，并協(xié)調優(yōu)化操作至穩(wěn)定，穩(wěn)定操作不小于8 h。為保證分餾塔足夠的分餾精度，分餾加熱爐出口溫度控制在305℃，不再繼續(xù)調整，防止影響航煤質量。操作調整到位后，對航煤（分析密度、餾程、殘留、損失和閃點）、尾油（分析密度、餾程和BMCI值）、重柴加樣分析，對混合原料油、重柴油和尾油加樣進行族組成分析。

反應床層平均溫度由392.5℃提高至394.5℃，反應氫耗由58 000 m3/h逐漸提高至61 500 m3/h，每噸原料油耗氫量由246.8 m3提高至261.7 m3，反應溫度隨氫耗增大而增加。

隨反應溫度提高，反應深度不斷加深，液化氣、輕石腦油、重石腦油等輕組分收率上升，航煤量維持穩(wěn)定，為保證尾油產量壓低重柴產量，重柴收率明顯降低，尾油收率維持穩(wěn)定（見表5）。

提高轉化率后，尾油2%餾出溫度由287℃降至257℃，密度由838 kg/m3逐漸降至833.3 kg/m3，BMCI值有所上升（見表6）。

航煤質量變化情況：密度由806kg/m3降至799kg/m3，干點降至230℃左右，殘留仍然維持在1.4左右，損失量明顯上升，煙點26 mm，比較卡邊（指標≥26 mm）。航煤干點、密度明顯降低，航煤殘留、煙點沒有明顯改善，且損失量明顯上升（見表7）。

3.3 優(yōu)化產品方案

通過摻煉常三線、減一線、常一線油，改善了加氫裂化原料性質，提高航煤及以上組分產品收率，提高航煤與尾油收率，滿足全廠的油品配比，實現了加氫裂化裝置在油-化結合效益的最大化。為保障冬季低標號柴油（-35#柴油）的市場需求，進一步調整操作，降低柴汽比，靈活多產滿足國Ⅴ要求的-35#柴油或0#柴油。

對比國Ⅳ和國Ⅴ柴油技術標準，-35#柴油十六烷值控制指標由≥45提高至≥47，十六烷指數仍為≥44，凝點≤-37℃，冷濾點≤-30℃。其中-35#柴油的十六烷值股份公司內控指標在此基礎上又提高了0.5的單位，同時對-35#柴油凝點、冷濾點做出了明確要求，-35#柴油質量控制指標更為嚴格，裝置原輕柴側線抽出產品的凝點、冷濾點和十六烷值成為影響-35#柴油生產的主要瓶頸。

經計算、分析論證，在主汽提塔系統(tǒng)維持平穩(wěn)操作，通過降低分餾加熱爐出口溫度，降低分餾塔頂溫度，降低航煤抽出量將部分航煤組分壓入重柴油側線，降低重柴油（-35#柴油）抽出量，優(yōu)化分餾塔各項參數，降低重柴抽出溫度，將重柴側線產品終餾點壓至295℃以下，保證凝點、冷濾點、十六烷值的合格。

經過近10個月的生產，獨山子石化公司成為國內首家成功利用加氫裂化重柴油生產國Ⅴ標準-35#柴油的煉化企業(yè)，總結出了柴油餾程與十六烷指數、餾程與冷濾點、冷濾點與凝點之間的相互關系，明確了原料油中芳烴含量及反應深度對柴油的十六烷值的影響規(guī)律，確定了重柴側線生產-35#柴油的操作參數，制定了-35#柴油質量內控指標，保證了產品質量的有效控制。

4 結論

隨裂解原料的供應緊張、柴油市場的過剩和航煤市場的興旺，降低裝置柴油收率，最大限度提高裝置石腦油收率、加氫尾油、航煤收率已成為石化企業(yè)產品方案調整的方向。加氫裂化裝置在最大量生產尾油保證乙烯裂解原料的前提下，通過優(yōu)化原料組成、調整反應深度、優(yōu)化分餾系統(tǒng)等措施，在航煤生產的同時，利用重柴側線生產符合國V標準要求的-35#柴油，不但提高了裝置操作靈活性，滿足了尾油和航煤生產需求，降低了0#柴油的產量，還解決了輕柴側線生產-35#柴油的一系列問題，實現了尾油和航煤產量的最大化，低凝柴油質量的最優(yōu)化，經濟效益的最佳化。

表5 反應溫度變化對加氫裂化裝置產品分布的影響

表6 不同轉化率下加氫尾油質量變化

表7 不同轉化率下航煤質量變化