加氫裂化裝置加工焦化蠟油操作優化

陳國偉，鄭文剛

(1.中國石化廣州分公司，廣州 510726；2.中國石油化工股份有限公司煉油事業部)

加氫裂化裝置加工焦化蠟油操作優化

陳國偉1，鄭文剛2

(1.中國石化廣州分公司，廣州 510726；2.中國石油化工股份有限公司煉油事業部)

為改善催化裂化汽油質量，提高經濟效益，中國石化廣州分公司進行了加氫裂化裝置原料摻煉焦化蠟油試驗研究。結果表明，摻煉焦化蠟油后，加氫裂化尾油BMCI增大，乙烯裝置裂解爐運行周期縮短。為解決該問題，利用英國KBC公司開發的Petro-SIM軟件，模擬出加氫裂化裝置最佳操作工況，將加氫裂化裝置反應器壓力由12.98 MPa提高至13.31 MPa、分餾塔切割溫度由369 ℃調整為375 ℃。優化后，加氫裂化尾油BMCI由13.01降至11.03，乙烯裝置裂解爐運行周期從28天延長至52天。

加氫裂化裝置 焦化蠟油 優化 乙烯裂解爐 Petro-SIM軟件

1 加氫裂化裝置摻煉焦化蠟油對蒸汽裂解爐運行的影響

廣石化現有原油綜合加工能力13.20 Mt/a，乙烯生產能力22 Mt/a。主要加工裝置為加氫裂化裝置、加氫處理裝置、1～2號催化裂化裝置、1～3號焦化裝置等，其中加氫裂化裝置加工的原料為1號蒸餾裝置蠟油、3號蒸餾裝置蠟油、2號催化裂化裝置柴油及2號焦化裝置蠟油、3號焦化裝置蠟油。

加氫裂化裝置處理焦化蠟油后，導致裝置原料性質變差，引起加氫裂化尾油性質波動，對乙烯裝置裂解爐的長周期運行及蒸汽裂解產生影響[3]。盡管將加氫裂化裝置裂化段WABT由389 ℃提高至396 ℃，但是加氫裂化尾油的BMCI仍然較大，影響了乙烯裝置裂解爐的運行周期，最短只有13天。裂解爐運行周期縮短，不僅影響全廠經濟效益，也影響到裂解爐的安全運行。2012—2013年裂解爐投加氫裂化尾油時的運行周期統計數據見表1，其中2012年1月5日至2012年9月12日，加氫裂化裝置未處理焦化蠟油；2012年10月31日至2013年1月22日，加氫裂化裝置摻煉焦化蠟油。從表1可以看出：當加氫裂化尾油BMCI為10.80、終餾點為505 ℃時，裂解爐運行周期為40天；在加氫裂化裝置摻煉焦化蠟油后，加氫裂化尾油BMCI值升高，最高達到了17.00，大于控制指標(BMCI小于13)，同時，加氫裂化尾油終餾點也有所增加，最高達到516 ℃，加氫裂化尾油性質變差，會影響裂解爐運行周期，當加氫裂化尾油BMCI為17.00、終餾點為516 ℃時，裂解爐運行周期為16天。因此，裂解爐運行時間與加氫裂化裝置原料性質密切相關，只有優化加氫裂化裝置原料改善加氫裂化尾油質量，才能提高裂解爐運行周期，提高全廠經濟效益[4]。

表1 2012—2013年裂解爐投加氫裂化尾油時的

2 軟件模擬測算

改善加氫裂化裝置原料性質的措施，除了常規的調整減二線切割點外，還可以優化焦化蠟油走向。廣石化利用Petro-SIM模型測算不同操作方案下加氫裂化尾油質量及效益。

2.1 加氫裂化裝置不加工焦化蠟油

加氫裂化裝置不加工焦化蠟油，保持2號催化裂化柴油全進入加氫裂化裝置。經過Petro-SIM軟件測算，加氫裂化裝置不加工焦化蠟油與加工焦化蠟油兩種情況對于全廠效益的影響見表2。

表2 加氫裂化裝置不加工焦化蠟油與加工焦化蠟油相比全廠效益變化

同時，為解決焦化蠟油平衡問題，將其摻入加氫處理裝置原料中。焦化蠟油不進入加氫裂化裝置加工后，加氫處理裝置原料性質變差，1號催化裂化原料性質變差，必須降低其反應器空速、提高其反應苛刻度，才能保證產品質量。加氫裂化裝置不加工焦化蠟油后，加氫裂化裝置進料比例及產品性質見表3和表4。

表3 不加工焦化蠟油時加氫裂化裝置的進料比例

表4 不加工焦化蠟油時加氫裂化的主要產品性質

從表2可以看出，如果加氫裂化裝置不加工焦化蠟油，民用液化氣、93號汽油(國Ⅲ)、0號柴油(國Ⅲ)、加氫裂化尾油(送乙烯裝置)、蠟油庫存等產量減少，而1號催化裂化原料庫存、2號催化裂化原料庫存、石腦油庫存等物料增加。煉油廠希望的是高附加值產品產量的增加，低附加值產品產量的減少；蠟油、渣油庫存降低，石腦油、成品油庫存增加。加氫裂化裝置不加工焦化蠟油時，增加的主要是低附加值的1號、2號催化裂化原料庫存，從而全廠的利潤減少3.24萬元d。

觀察組問卷由研究人員在我院接受家庭干預訓練模式培訓ASD兒童的符合納入標準的母親(主要養育者)中發放，對照組問卷由研究人員同期在兒保門診中向符合納入對照組標準的兒童的母親發放，兩組均使用統一指導語指導養育者填寫，并講解研究目的和保密原則，填寫完畢，當場回收。

從表3和表4可以看出，加氫裂化裝置不加工焦化蠟油后，加氫裂化裝置原料中直餾蠟油、2號催化裂化柴油、加氫裂化尾油的比例分別為67.95%，19.75%，12.32%，其中直餾蠟油比例較高，改善了加氫裂化尾油質量，其95%餾出溫度為508 ℃，BMCI為12.67，芳烴質量分數為5.58%。焦化蠟油不進入加氫裂化裝置原料罐區，雖然使加氫裂化尾油的質量得到改善，但煉油廠效益減少3.24萬元d。因此，如果煉油廠條件允許，應盡量將焦化蠟油摻入加氫裂化裝置，以提高全廠利潤。

2.2 加氫裂化裝置不加工含催化裂化油漿的焦化蠟油

如果焦化裝置不加工含催化裂化油漿的原料，可減少油漿中高芳烴組分給焦化蠟油性質帶來的沖擊，其產品焦化蠟油送至加氫裂化裝置加工，能夠改善加氫裂化尾油的性質[5]。焦化裝置不加工油漿與焦化裝置加工油漿相比全廠效益變化見表5。從表5可以看出，焦化裝置加工催化裂化油漿后，噴氣燃料、石腦油庫存、2號催化裂化原料庫存等物料增加，而加氫裂化尾油、加氫裂化蠟油庫存減少。對于煉油廠而言，噴氣燃料、石腦油是利潤較高的產品，而加氫裂化尾油、蠟油的減少，對于減少中間庫存有利，全廠利潤增加7.92萬元d。

表5 焦化裝置不加工油漿與加工油漿相比全廠效益變化

焦化蠟油對于加氫裂化裝置來說是劣質原料，需要對其進行優化調整，加氫裂化裝置原料比例見表6。

表6 焦化裝置加工油漿及不加工油漿時加氫裂化裝置的進料比例

從表6可以看出，加氫裂化裝置原料的主要變化是焦化裝置加工油漿后的焦化蠟油走向。廣石化3號焦化裝置因為是新建裝置，設計為靈活焦化裝置，循環比可調，加工原料為高硫渣油，其單獨加工催化裂化油漿較好，但3號焦化裝置流程沒有與兩套催化裂化裝置的油漿出裝置管線相連，2號焦化裝置與兩套催化裂化裝置有管線相連。因此，根據廣石化兩套焦化裝置的實際情況，減少管線施工對裝置安全運行的影響，利用2號焦化裝置加工兩套催化裂化的油漿較為合適；3號焦化裝置不加工催化裂化油漿。通過將油漿集中至2號焦化裝置加工，加氫裂化裝置不加工富含油漿的焦化蠟油后，加氫裂化尾油性質發生變化，結果見表7。從表7可以看出：焦化裝置加工油漿與不加工油漿相比，密度(20 ℃)由0.86 g/cm3降至0.85 g/cm3，

表7 油漿對加氫裂化尾油性質的影響

3 加氫裂化裝置操作參數優化

3.1 原料優化方案

將全廠催化裂化油漿集中至1套焦化裝置加工，另1套焦化裝置不加工催化裂化油漿并將其蠟油產品送至加氫裂化裝置加工，對催化裂化油漿進行分儲分煉。按照Petro-SIM軟件測算結果，催化裂化油漿富含大量的芳烴組分，焦化裝置不加工油漿后，可減少加氫裂化裝置進料的芳烴含量，從而改善加氫裂化尾油性質，將加氫裂化尾油BMCI指標控制在不大于15(模型計算為13.95)。因焦化蠟油含有大量的焦粉，可利用原料油過濾器過濾焦粉，減少副線開度，減少機械雜質、焦粉等進入反應器的量。合理調配原油及原料，在蒸餾加工低硫輕質原油時，可根據焦化蠟油分析數據提高其加工比例。加氫裂化裝置的原料優化方案見表8。

表8 加氫裂化裝置的原料優化方案 w，%

1)可按照實際情況增加其比例。

2)可按照實際情況縮小其比例。

2號催化裂化柴油及焦化蠟油含有芳烴組分，如果焦化裝置加工2號催化裂化的油漿，那么需要增加直餾蠟油量和加氫裂化裝置循環油量，減少2號催化裂化柴油量和焦化蠟油量，以減少加氫裂化原料的芳烴含量。反之，當焦化裝置不加工焦化蠟油時，可以減少直餾蠟油量和加氫裂化裝置循環油量，增加2號催化裂化柴油量和焦化蠟油量，多消耗焦化蠟油，減少全廠蠟油庫存。

3.2 調整柴油切割點

加氫裂化柴油與尾油的餾程有重疊部分，通過適當調整柴油切割點，能夠改善加氫裂化尾油的BMCI。從Petro-SIM模擬結果可知，加氫裂化柴油95%餾出溫度由375 ℃調整為380 ℃后，加氫裂化尾油BMCI能夠降低0.075。在保證全廠調合柴油產品合格的情況下，調整加氫裂化柴油切割溫度，可以降低加氫裂化尾油BMCI。在2號催化裂化柴油95%餾出溫度由380 ℃調整為370 ℃、加氫裂化柴油95%餾出溫度保持371 ℃不變時，加氫裂化尾油BMCI可降低0.75，即通過調整2號催化裂化柴油95%餾出溫度，也可以降低加氫裂化尾油的BMCI。

3.3 改變操作壓力

反應壓力是加氫裂化裝置的重要的操作參數，提高反應壓力，有利于促進脫硫、脫氮、脫芳烴及脫金屬反應。通過提高加氫裂化裝置操作壓力，加大原料中的芳烴開環反應趨勢，可以降低加氫裂化尾油的密度及BMCI[6]。當加氫裂化裝置操作壓力由12.02 MPa提高至13.30 MPa時，加氫裂化尾油BMCI可降低1.25[7]。

4 優化方案實施后的效果

優化前后加氫裂化裝置操作參數及產品性質對比見表9。從表9可以看出，通過優化加氫裂化裝置操作參數，將反應器壓力由12.98 MPa提高至13.31 MPa，循環氫流量(標準狀態)由164 650 m3h提高至183 536 m3h，提高了加氫裂化裝置的氫油比，通過優化分餾塔切割點，將加氫裂化柴油終餾點由369 ℃調整為375 ℃，改善了加氫裂化尾油質量，其終餾點由521 ℃降至505 ℃，BMCI由13.01降至11.03，而乙烯裂解爐運行周期由28天提高至52天。

表9 優化前后加氫裂化裝置操作參數及產品性質對比 w，%

5 結 論

(1) 利用Petro-SIM模擬現場實際工況，并指導裝置的實際生產是可行的。

(2) 焦化裝置加工催化裂化油漿時，進行分儲分煉，不僅能改善下游蠟油加工裝置的產品性質，而且可提升煉油廠利潤。

(3) 通過優化加氫裂化裝置操作參數，將反應器壓力由12.98 MPa提高至13.31 MPa，循環氫流量(標準狀態)由164 650 m3/h提高至183 536 m3/h，提高了加氫裂化裝置的氫油比，通過優化分餾塔切割點，將加氫裂化柴油終餾點由369 ℃調整為375 ℃，改善了加氫裂化尾油質量，其終餾點由523 ℃降至506 ℃，BMCI由13.01降至11.03，

而乙烯裝置裂解爐運行周期由28天提高至52天。

[1] 陳剛，胡正海.1.4 Mta加氫裂化裝置加工焦化蠟油生產技術總結[J].齊魯石油化工，2006，34(2)：114-l18

[2] 裘峰，朱先升.1 400 kta加氫裂化裝置摻煉焦化蠟油分析[J].高橋石化，2006(8)：18-19

[3] 趙玉琢，方向晨，劉濤，等，加氫裂化裝置摻煉焦化蠟油工藝研究[J].當代化工，2007(6)，251-252

[4] 蔣勇，胡天生.加氫裂化尾油在裂解爐上的應用與操作優化[J].乙烯工業，2008，20(1)：29-32

[5] 李斌，李春義.高芳烴油漿制備芳烴軟化劑的研究[J].石油煉制與化工，2011，42(2)：70-73

[6] 胡志海，熊震霖，石亞華，等.關于加氫裂化裝置反應壓力的探討[J].石油煉制與化工，2005，36(4)：35-36

[7] 韓崇仁.加氫裂化工藝與工程[M].北京：中國石化出版社，2001：454

OPERATION OPTIMIZATION FOR PROCESSING COKER GAS OIL IN HYDROCRACKING UNIT

Chen Guowei1， ZhengWengang2

(1.SINOPECGuangzhouCompany，Guangzhou， 510726； 2.SINOPECPetroleumRefiningDepartment)

In order to improve the quality of FCC gasoline and increase the economic profit， SINOPEC， Guangzhou Company， tried the hydrocracking of feedstock blending with coker gas oil. The results indicated that when processing the blending feed， the tail oil BMCI was increased and steam cracking furnace operation cycle was shortened. To solve these problems， we used KBC’s Petro-SIM software to optimize the operation conditions of the hydrocracking unit. The optimized conditions are： hydrogen partial pressure of 13.31 MPa and the cut-point of fractionation tower of 375 ℃. After optimization， the tail oil BMCI decreases from 13.01 to 11.03， the cracking furnace coke cleaning cycle extend from 28 days to 52 days.

hydrocracking unit； coker gas oil； optimization； ethylene cracking furnace； Petro-SIM software

2014-04-15； 修改稿收到日期： 2014-07-30。

陳國偉，工程師，2005年畢業于西安石油大學化學工程與工藝專業，從事煉油廠裝置優化及經濟核算工作，已公開發表論文多篇。

陳國偉，E-mail：chengw.gzsh@sinopec.com。