基于中壓加氫改質方案的煉油流程協同優化

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乙烯生產能力的煉化一體化企業。燕山分公司煉油系統流程為燃料-化工型，除生產成品油外，還為蒸汽裂解裝置供應加氫裂化尾油及石腦油，流程相對完善。目前主要生產符合國Ⅵ標準的車用汽油和車用柴油產品及3號噴氣燃料產品供應北京市及周邊市場。燕山分公司為增產高附加值產品、提升效益，對煉油系統進行了基于中壓加氫改質方案的流程協同優化，以下對此流程優化的方案和結果進行介紹。

1 煉油流程特點

1.1 主要裝置結構

燕山分公司煉油板塊的主要裝置結構如表1所示。

表1 燕山分公司煉油板塊的主要裝置結構

1.2 原油性質

2018年燕山分公司加工的原油為100%進口原油，主要來自中東、南美等區域，其組成和性質如表2所示。由表2可以看出，原油的平均密度(20 ℃)為867.11 kgm3，硫質量分數為1.58%，酸值為0.16 mgKOHg。二號常減壓蒸餾裝置(簡稱二蒸餾裝置)的設計加工能力為2.5 Mta，所加工原油的硫質量分數、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)的設計加工能力為8.0 Mta，裝置以加工高硫、含酸相對劣質原油為主，所加工原油的硫質量分數、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

1)按照二蒸餾裝置、四蒸餾裝置的實際加工能力加權平均計算而得。

1.3 主要裝置技術特點

三號催化裂化裝置(簡稱三催化裝置)由中國石化工程建設有限公司(簡稱SEI)設計，設計加工能力為2.0 Mta，其反應-再生系統為兩器并列式，再生器采用兩段完全再生技術。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)技術于2005年實施MIP技術(最大化生產異構烷烴的催化裂化技術)改造[1-2]，又于2016年實施LTAG技術(催化裂化輕循環油回煉生產芳烴和汽油的技術)改造[3]。

中壓加氫裂化裝置由SEI設計，設計加工能力為1.2 Mta。根據公司生產平衡的實際情況，裝置的加工模式多次發生變化，經歷了中壓加氫裂化、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)開發的直餾柴油加氫裂化技術[4]，配套使用FZC系列保護劑、FF-56加氫裂化預處理催化劑、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，主要目的產品為噴氣燃料調合組分，同時兼產輕石腦油、重石腦油、柴油等產品。

高壓加氫裂化裝置由SEI設計，設計加工能力為2.0 Mta，原設計加工進口原油的減壓蠟油和部分焦化蠟油，用于生產高質量的輕質油品和用作乙烯原料的尾油。裝置的主要產品有輕石腦油、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年采用石科院開發的“大比例增產噴氣燃料改善尾油質量加氫裂化技術”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，達到最大量生產噴氣燃料、同時兼顧生產石腦油及尾油的目標。

1.4 生產存在的主要問題

當前燕山分公司煉油生產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，導致催化裂化原料性質不佳，催化裂化產品分布偏差。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柴油產品十六烷值過剩。

2 煉油流程協同優化及效果

為增產汽油、壓減柴油，提升煉油系統效益，燕山分公司對煉油系統流程進行了協同優化。總體思路為：中壓加氫裂化裝置的運行方案由現有的直餾柴油加氫裂化增產噴氣燃料方案(簡稱裂化方案)改為劣質柴油加氫改質方案(簡稱改質方案)；根據柴油配置計劃，靈活考慮部分改質柴油進催化裂化裝置LTAG噴嘴回煉；優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以增產汽油。

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，裝置不再生產噴氣燃料調合組分，運行方案由裂化方案改為改質方案。

裂化方案和改質方案下裝置的原料性質對比如表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對比

裂化方案和改質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，在氫油比相當的情況下，第一反應器(加氫精制反應器)總溫升升高23 ℃，主要原因為催化柴油加氫反應后溫升較高，為控制第一反應器平均反應溫度不變，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

裂化方案和改質方案下裝置的物料平衡數據對比如表5所示。由表5可以看出：摻煉催化柴油后，反應氫耗增加0.29百分點，同時受原料性質及裂化深度的影響，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據對比 w，%

1)改質方案下，噴氣燃料餾分的餾程范圍為180～230 ℃，并入柴油餾分。

裂化方案和改質方案下裝置的柴油產品性質對比如表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品性質對比

2.2 三催化裝置回煉中壓加氫改質柴油

中壓加氫裂化裝置運行方案切換為改質方案后，將加氫改質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，條件較為苛刻。

三催化裝置回煉改質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區出口溫度為515 ℃、原料預熱溫度為213 ℃，回煉后為保證改質柴油的反應效果，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柴油前后的操作條件對比

三催化裝置回煉改質柴油前后的產品分布如表8所示。由表8可以看出：回煉加氫改質柴油后，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，轉化率增加1.52百分點；焦炭產率和損失之和下降0.87百分點。

表8 三催化裝置回煉改質柴油前后的產品分布對比 w,%

1)回煉后數據減去回煉前數據的差值。

三催化裝置回煉改質柴油前后的主要產品性質如表9所示。由表9可以看出，回煉后裝置所產汽油的苯體積分數上升0.09百分點，烯烴體積分數降低1.8百分點，芳烴體積分數降低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柴油前后的產品性質對比

2.3 蠟油加氫和高壓加氫裂化裝置進料聯合優化

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，油漿中的多環芳烴經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，導致芳烴飽和率有限，并不是優良的催化裂化原料。此次優化，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構由原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。

進料聯合優化時高壓加氫裂化裝置的原料性質如表10所示。由表10可以看出，焦化蠟油的密度(20 ℃)為956 kgm3，氮質量分數為3 600 μgg，氫質量分數為10.74%，鏈烷烴質量分數為14.8%，芳烴質量分數為57.9%，與減壓蠟油對比，性質較差。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 進料聯合優化時高壓加氫裂化裝置的原料性質

1)終餾點小于560 ℃。

高壓加氫裂化裝置摻煉焦化蠟油后，為提高反應轉化率，精制反應器平均溫度提高4 ℃，精制油氮質量分數滿足不大于20 μgg的指標；裂化反應器平均溫度提高10 ℃。進料聯合優化期間高壓加氫裂化裝置的物料平衡數據如表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 進料聯合優化時高壓加氫裂化裝置的物料平衡數據 w，%

進料聯合優化期間高壓加氫裂化裝置的主要產品性質如表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 進料聯合優化前后高壓加氫裂化裝置的主要產品性質

進料聯合優化期間，蠟油加氫裝置的精制蠟油產品主要性質如表13所示。由表13可以看出，停止回煉焦化蠟油后，精制蠟油產品的飽和分質量分數提高4.68百分點，芳香分質量分數降低5.96百分點，氮質量分數降低0.06百分點，使催化裂化原料性質得到明顯優化。

表13 精制蠟油產品性質

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，按照相關制度要求，裝置停止產出噴氣燃料餾分，操作中將原噴氣燃料餾分抽出后并入加氫改質柴油組分中。加氫改質柴油及噴氣燃料餾分的組成和性質如表14所示。由表14可以看出，與加氫改質柴油相比，噴氣燃料餾分的鏈烷烴含量低，環烷烴及芳烴含量偏高，芳烴組分主要為單環芳烴，此餾分的十六烷值偏低，若將其并入加氫改質柴油組分中，將影響柴油改質效果。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 加氫改質柴油、噴氣燃料餾分的性質

單環芳烴是催化裂化LTAG反應區比較優質的原料，噴氣燃料餾分進催化裂化裝置LTAG噴嘴回煉后，長側鏈發生裂化反應、芳烴保留進入汽油餾分，可以提高催化裂化穩定汽油的辛烷值[5-6]。在協同優化中，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。回煉方式改變前后三催化裝置穩定汽油的性質對比如表15所示。由表15可以看出，與回煉加氫改質柴油相比，三催化裝置回煉中壓加氫裂化噴氣燃料餾分后，穩定汽油的烯烴體積分數升高2.6百分點，芳烴體積分數升高1.5百分點，苯體積分數升高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定汽油的性質對比

2.5 柴油十六烷值優化控制

通過協同優化，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，加氫改質柴油十六烷值達到52.0左右。柴油加氫精制裝置的柴油產品十六烷值為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。經調合，成品柴油的十六烷值由流程優化前的53.5降低至優化后的51.5，柴油產品質量過剩問題顯著改善。

3 結 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，轉化率增加1.52百分點，焦炭產率和損失之和下降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，與回煉加氫改質柴油相比，穩定汽油的烯烴體積分數升高2.6百分點，芳烴體積分數升高1.5百分點，苯體積分數升高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，精制蠟油飽和分質量分數提高4.68百分點，芳香分質量分數降低5.96百分點，氮質量分數降低0.06百分點，使催化裂化原料性質得到明顯優化。

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