煉油廠增產乙烯原料措施及建議

涂連濤 張治軍 關創

中國石油獨山子石化分公司

獨山子石化千萬噸煉油及百萬噸乙烯工程于2009年8月建成投產，同時,原有22×104t/a小乙烯裝置維持運行，煉油能力為1 000×104t/a，設計為大小乙烯(合計122×104t/a)提供部分裂解原料，主要包括：丙烷、液化氣、加氫輕石腦油、芳烴抽余油、加氫石腦油、直餾石腦油、加氫尾油等。外購乙烯原料主要包括：油田輕烴、液化氣、周邊煉廠液化氣、拔頭油、抽余油以及進口液化氣。2016年以來，受原油資源制約，獨山子原油加工負荷維持在73%左右，約730×104t/a，乙烯生產效益好，裂解裝置滿負荷生產。如何優化乙烯原料、最大限度地發揮煉化一體化優勢，成為“十三五”期間公司提質增效的重要課題。

乙烯原料的選擇是一個重大技術經濟問題[1]。原料對乙烯生產的影響綜合反映在乙烯生產成本上，乙烯原料的優劣對乙烯裝置的能耗、物耗、成本有重要的影響。乙烯裝置使用輕質、優質的原料，乙烯收率高，分離流程相對簡單，設備投資少，運轉周期長，物耗、能耗低，操作費用低。我國輕質油資源相對缺乏，在乙烯原料輕質化、優質化的同時，必須兼顧多樣化，充分利用煉廠、油田以及乙烯廠自身各種資源，拓寬乙烯原料來源。

PONA是表征乙烯原料裂解性能的重要指標，不同族烴類裂解性能順序是：烷烴>環烷烴>單環芳烴>多環芳烴[2]。直鏈烷烴乙烯收率最高，支鏈烷烴熱裂解容易生成丙烯，環烷烴容易生成芳烴，芳烴容易生成重質芳烴甚至結焦[3]。烯烴在裂解過程中會生成乙炔和焦炭，焦炭會導致裂解爐爐管結焦加快，乙炔會導致下游聚合催化劑中毒。我國乙烯原料石腦油占比約為50%[4]，目前，國內對石腦油做乙烯原料的規格沒有制定統一標準，一般要求石腦油中烷烴質量分數不小于65%，芳烴質量分數不大于10%，但在原油劣質化及減油增化的背景下，上述要求已不能作為石腦油是否適合做乙烯原料的判斷標準，各企業只能根據實際情況進行判斷，如國內某企業制定的石腦油質量標準要求烷烴質量分數不小于65%[1]，烯烴質量分數不大于1%，對芳烴沒有要求。在生產過程中，PONA常用于表征石腦油裂解性能，相關指數或芳烴指數BMCI(U.S.bureau of mines correlation index,簡稱BMCI)值常用于表征柴油、重柴油以及加氫尾油的裂解性能，是重質油裂解性能評價的一個重要參數。BMCI值越小，烷基性越強，裂解性能越好，乙烯收率越高。獨山子石化制定的尾油BMCI值指標為≤15。

獨山子乙烯原料直餾石腦油占比45%，加氫尾油占比19%，是乙烯原料中占比最大的兩部分，因此，對影響直餾石腦油和加氫尾油裂解性能的因素進行分析，然后制定生產優化措施。為進一步拓寬乙烯原料來源，研究從煉廠干氣回收C2+組分(包括C2、C3、C4)。

1 影響直餾石腦油PONA的因素分析

1.1 原油性質

獨山子石化千萬噸煉油及百萬噸乙烯工程設計加工進口哈薩克斯坦庫姆科爾原油，該原油為石蠟基含硫輕質原油。目前，實際加工進口油占76%，瑪湖油占16%，牙哈油占8%。2017年，中哈管道俄油比例開始上升，最高接近100%，目前約90%。按照關鍵餾分分類(第一關鍵餾分250～275 ℃，第二關鍵餾分395～425 ℃)，俄油、瑪湖油屬于中間基，和哈油相比，密度、芳烴質量分數都明顯偏高，對生產乙烯原料不利。牙哈油按關鍵餾分分類屬石蠟基原油，但牙哈油屬于油田凝析油，>250 ℃餾分質量分數僅占40%，因此，按照關鍵餾分分類法，不能真實反映<250 ℃餾分的屬性。牙哈油石腦油餾分鏈烷烴、環烷烴質量分數較低，芳烴質量分數高，不適合生產乙烯原料。原油性質不同，則切割得到直餾石腦油的烴族組成PONA也會有差異，進口油、牙哈油、瑪湖油分析數據見表1。

由表1可知，進口油石腦油餾分正構烷烴和環烷烴質量分數高，瑪湖油石腦油餾分異構烷烴質量分數高，牙哈油石腦油餾分芳烴質量分數高；進口油石腦油餾分裂解乙烯收率高，牙哈油石腦油餾分裂解乙烯收率低；進口油和瑪湖油石腦油餾分裂解丙烯收率接近，牙哈油石腦油餾分裂解丙烯收率低。

表1 3種原油石腦油餾分收率、族組成及模擬裂解收率對比%油種取樣時間石腦油餾分(HK-200 ℃)質量收率族組成質量分數模擬裂解質量收率正構烷烴異構烷烴環烷烴芳烴乙烯丙烯雙烯進口油2017-0826.0629.2131.4727.1312.1928.0611.4239.482018-0126.5228.9430.9928.0712.0027.2012.2439.44牙哈油2017-0946.2627.2125.1423.2324.3424.1210.0834.212018-0448.3725.5424.9723.2226.2723.989.6133.59瑪湖油2017-0717.2424.7338.7123.4113.1426.9411.2838.222018-0319.8523.8534.8525.5615.2526.6811.0737.75

1.2 石腦油切割點

2019年2月，對進蒸餾裝置混合原油按不同切割點進行切割，分析不同切割點石腦油的鏈烷烴、環烷烴、芳烴質量分數，結果見圖1。

由圖1可知，直餾石腦油干點越高，鏈烷烴、環烷烴質量分數越低，芳烴質量分數越高。直餾石腦油干點正?？刂圃?95～205 ℃，原油性質是動態變化的，直餾石腦油每周取樣分析PONA，生產過程根據原油性質變化及時調整直餾石腦油切割點，確保鏈烷烴質量分數不小于60%。乙烯原料充足時，直餾石腦油干點按195 ℃控制。

2 影響加氫尾油BMCI值的因素分析

2015年大修前，尾油BMCI值約為6。大修后，尾油BMCI值上升至10左右。2017年，尾油BMCI值再次大幅上升，最高達到18。以下對可能影響尾油BMCI值的因素進行分析。

2.1 加氫裂化催化劑

2015年大修前，精制劑為UF型，裂化劑為DHC型；2015年大修精制劑更換為KF型，裂化劑更換為HC型。UF型精制劑芳烴飽和能力強，DHC型裂化劑芳烴飽和、開環能力強，因此，該催化劑級配降低尾油密度效果較好。而2015年大修更換的KF型、HC型催化劑相應的芳烴飽和、開環能力較差。大修換劑后，在重柴油和尾油切割點未調整的情況下，尾油平均沸點維持375 ℃不變，尾油標準密度由0.819 g/cm3升至0.827 g/cm3，根據BMCI值定義式計算(見式(1))[5]，尾油BMCI值上升3.8個單位。

(1)

(2)

2.2 加氫裂化原料性質

自2017年1月開始，獨山子加工進口原油俄油比例上升，哈油比例下降，3月底和10月底俄油比例均接近100%。根據原油評價數據，哈薩克斯坦庫姆科爾油蠟油Ⅰ餾分芳碳比例CA值(芳香環上的碳數占原油分子總碳數的百分比)為2.58%，俄油蠟油Ⅰ餾分CA值為17.52%，俄油蠟油Ⅰ餾分芳碳比例明顯偏高。2016年6月-2017年10月，加氫裂化混合原料油和尾油標準密度變化趨勢見圖2。

由圖2可知，加氫裂化尾油和混合原料油標準密度變化趨勢基本一致。2017年1月，混合原料油標準密度開始上升，由0.880 g/cm3逐步升至0.900 g/cm3，峰值分別對應3月底和10月底。同期，尾油標準密度由0.827 g/cm3升至0.836 g/cm3，尾油平均沸點375 ℃，計算BMCI值上升4.3個單位。

2.3 摻煉催化柴油

2016年，加氫裂化裝置開始摻煉催化柴油，摻煉量最高達17 t/h。根據生產數據，摻煉催化柴油每增加4 t/h，尾油BMCI值上升約0.1個單位。因此，摻煉催化柴油對尾油BMCI值影響不大。催化柴油干點336 ℃，尾油初餾點280 ℃，根據催化柴油D86餾程分析，280～336 ℃餾分段體積分數占30%，這一段催化柴油經裂化反應后部分生成小于280 ℃的餾分。催化柴油經反應和分餾后主要進入重柴油及以上輕產品。因此，即使催化柴油芳烴質量分數達到60%左右，也不會對尾油BMCI值造成大的影響。

2.4 尾油切割點

2017年8月，為緩解乙烯原料不足的矛盾，最大量地生產尾油，加氫裂化裝置調整分餾塔操作，將部分重柴油壓入尾油，導致尾油變輕，尾油質量收率由35.1%升至38.8%，尾油量由82.5 t/h升至91.1 t/h，尾油平均沸點從375 ℃降至最低335 ℃，計算BMCI值上升4.6個單位，BMCI值最高達到18，超出工藝指標。為了在降低BMCI值的同時兼顧尾油產量，將尾油平均沸點恢復至355 ℃左右，BMCI值仍達不到工藝指標，必須調整裂化反應溫度，才能將BMCI值控制在15以內。

2.5 裂化反應溫度

裂化反應溫度提高，有利于開環裂化，降低尾油密度，從而降低尾油BMCI值。2017年8月，裂化反應平均溫度從391.6 ℃逐步升至395 ℃，氫耗(0 ℃，101.325 kPa)由238 m3/t原料上升至266 m3/t原料，尾油平均沸點355 ℃，尾油標準密度由0.836 g/cm3降至0.830 g/cm3，尾油BMCI值下降2.4個單位，達到13.8。因轉化率提高，尾油質量收率由37.4%降至36.3%，尾油量由87.9 t/h降至85.3 t/h。

3 乙烯原料優化措施

3.1 優化原油摻煉比例

按照目前進口油、瑪湖油、牙哈油石腦油餾分PONA及模擬裂解產物收率情況，進口油較好，瑪湖油居中，牙哈油最差?，敽偷娜秉c是石腦油餾分收率較低(見表1)，進口油的缺點是硫含量高、酸值高，硫質量分數1.1%～1.6%，酸值0.5～0.7 mg KOH/g。蒸餾裝置設計按原油中硫質量分數≤1%、酸值<0.5 mg KOH/g進行設備選材。因此，在滿足設計限值的前提下，增加進口油摻煉比例、降低瑪湖油和牙哈油摻煉比例，有利于乙烯原料生產。另外，從原油購入成本考慮，進口油價格最低，瑪湖油居中，牙哈油價格最高。因此，增加進口油摻煉比例、降低瑪湖油和牙哈油摻煉比例也有利于提高全廠經濟效益。

3.2 加氫裂化裝置更換催化劑

鑒于催化劑類型對尾油性質影響較大，對加氫裂化催化劑進行調研、比選，最終選擇國內某公司生產的RN系列精制劑和RHC系列裂化劑，其芳烴飽和及開環能力均較強，2019年大修時對催化劑進行了更換。在尾油平均沸點為360 ℃的情況下，大修前尾油BMCI值為13左右，大修后尾油BMCI值為9左右，在成品柴油過剩的情況下，可通過加氫裂化分餾塔將部分重柴油壓入尾油，提高尾油產量。

4 乙烯原料增產措施

4.1 優化催化柴油加工路線，提高加氫石腦油干點

汽柴油加氫裝置設計加工焦化汽油、焦化柴油、催化柴油，原料占比分別為21.57%、45.74%和32.69%，精制柴油作為柴油調和組分，加氫石腦油作為乙烯原料，設計加氫石腦油干點190 ℃。催化柴油芳烴質量分數約60%，初餾點約為180 ℃，進該裝置加工不利于最大量地生產乙烯原料。近年來，原油加工負荷約73%，催化柴油量只有15×104t/a，結合降柴汽比工作優化催化柴油加工，蠟油加氫裂化裝置摻煉催化柴油10×104t/a，直餾柴油加氫裝置摻煉催化柴油5×104t/a，汽柴油加氫裝置不再加工催化柴油，摻煉部分直餾柴油，焦化汽油、焦化柴油、直餾柴油的原料占比分別為：30%、37%和33%。在裝置加工量為64×104t/a的條件下，將加氫石腦油干點由190 ℃提至230 ℃，加氫石腦油收率增加5.78%，產量增加3.7×104t/a，鏈烷烴質量分數由70%降至66%，仍是優質的乙烯原料。

4.2 加氫干氣、低分氣、火炬氣回收

煉油新區共有3套加氫裝置，即：蠟油加氫裂化、直餾柴油加氫、汽柴油加氫。這3套裝置共產生干氣(0 ℃，101.325 kPa，下同)約5 900 m3/h，干氣中氫氣體積分數為45.2%，C3+輕烴(包括C3、C4、C5及C5以上組分)體積分數為31.4%，在蠟油加氫裂化裝置內進行脫硫處理后，干氣量約5 000 m3/h，其中，氫氣體積分數為53.4%，C3+輕烴體積分數為37.2%，排至全廠燃料氣系統供各裝置加熱爐燃燒使用，造成氫氣和輕烴的嚴重浪費。另外，這3套裝置共產生低分氣量約7 000 m3/h，氫氣體積分數87.26%，直接進PSA進行提純處理，由于其重烴(C4以上)體積分數較高，超過1.3%，容易造成PSA吸附劑失活。煉油新區氣柜回收的火炬氣量約2 100 m3/h，氫氣體積分數為59.43%，C3+輕烴體積分數為12.94%，含氫氣及C3+輕烴資源較豐富。

2015年，煉油新區新建干氣低分氣回收單元，配套將煉油新區氣柜回收的火炬氣改進蠟油加氫裂化裝置干氣脫硫塔脫除酸性氣，為適應負荷變化，對干氣脫硫塔塔盤進行更換，脫硫后的干氣(包括火炬氣)和低分氣進入干氣低分氣回收單元，對粗氫、C3+輕烴(液化氣、輕石腦油)進行回收，裝置標定數據見表2。

表2 干氣低分氣回收單元標定數據序號物料名稱設計值標定值一原料加工比例/%質量流量/(kg·h-1)加工量/(104 t·a-1)加工比例/%質量流量/(kg·h-1)加工量/(104 t·a-1)1精制柴油17.252 0001.680.0000.002低分氣16.791 9461.6318.041 6791.413干氣59.066 8465.7574.446 9295.8241.0 MPa 蒸汽6.908000.677.527000.595合 計100.0011 5929.74100.009 308 7.82 二產品產品收率/%質量流量/(kg·h-1)產量/(104 t·a-1)產品收率/%質量流量/(kg·h-1)產量/(104 t·a-1)1粗氫22.822 1891.8423.122 1521.812液化氣46.994 5073.7943.724 0703.423輕石腦油22.102 1201.7824.062 2401.884含油污水8.337990.677.527000.595輕污油0.0000.001.301210.106柴油17.051 9771.660.0000.007損失0.0000.000.27250.028合 計100.0011 5929.74100.009 3087.82

由表2可知，干氣低分氣單元可回收液化氣3.42×104t/a，輕石腦油1.88×104t/a，二者均作為乙烯原料，合計產量5.30×104t/a。

4.3 蒸餾裝置停運脫乙烷塔

近年來，獨山子石化公司蒸餾裝置加工負荷基本維持在約73%，脫乙烷塔塔頂不凝氣約550 m3/h(0 ℃，101.325 kPa)，對應質量流量0.88 t/h。典型組成見表3。

由表3可知，脫乙烷塔塔頂不凝氣的主要成分是乙烷和丙烷，C2+組分體積分數達到95.82%，可回收利用價值高，用作加熱爐燃料氣不經濟。

表3 脫乙烷塔塔頂不凝氣典型組成組分體積分數/%組分體積分數/%氫氣0.37乙烷31.27氮氣1.22丙烷63.93氧氣0.20丙烯0.28二氧化碳0.11正丁烷0.34硫化氫0.42合計100.00甲烷1.86C2+合計95.82

經評估，停運蒸餾裝置脫乙烷塔，增加優質乙烯原料量，對乙烯液化氣球罐運行及裂解裝置供料無影響，還可使脫乙烷塔塔底重沸器(E-306)、循環水冷卻器(E-305)能耗降至0。2015年，完成蒸餾裝置停運脫乙烷塔技術改造，具體工藝流程見圖3，圖中紅色部分為新增流程。在脫乙烷塔進料線上，增加常一線-脫乙烷塔進料換熱器(E-304)和脫乙烷塔(C-302)跨線，直接將液化氣送至液化氣水冷器(E-309)，常一線走脫乙烷塔塔底重沸器(E-306)旁路，為利用常一線多余的熱量，在常一線-脫乙烷塔進料換熱器(E-304)冷源增加低溫水取熱設施，停運循環水冷卻器(E-305)。

脫乙烷塔停運后，蒸餾液化氣出裝置增加0.88 t/h，按年運行8 400 h計，增產液化氣0.74×104t/a。

通過實施以上優化措施，原油、自產乙烯原料及乙烯、丙烯、雙烯收率變化情況見表4、表5。

由表4、表5可知，優化前后進口油摻煉比例增加1.84百分點，牙哈油摻煉比例下降1.39百分點，瑪湖油摻煉比例下降0.45百分點。煉油廠增產乙烯原料措施實施后，自產乙烯原料占原油的比例提高了1.87百分點(相應減少的是煉油產品)，乙烯原料自給率提高2.49百分點，主要因為液化氣、加氫輕石腦油、加氫石腦油增產。乙烯原料優化后，裂解裝置雙烯收率提高0.34百分點，主要因為加氫裂化裝置更換催化劑后尾油BMCI值下降4個單位，裂解性能變好。

表4 原油、自產乙烯原料變化情況項目優化前占原油總量比例/%優化后占原油總量比例/%變化/%原油進口油75.8877.72+1.84瑪湖油15.5815.13-0.45牙哈油8.547.15-1.39自產乙烯原料丙烷0.180.180.00液化氣1.271.86+0.58加氫輕石腦油0.540.80+0.26芳烴抽余油0.980.980.00加氫石腦油2.372.92+0.54直餾石腦油24.0124.28+0.27加氫尾油10.3910.61+0.21合計39.7441.61+1.87

表5 乙烯原料自給率及裂解乙烯、丙烯、雙烯收率變化情況項目乙烯原料自給率/%裂解質量收率/%乙烯丙烯雙烯優化前73.7732.9414.8047.74優化后76.2533.1814.9048.08變化+2.49+0.24+0.10+0.34

5 結論與建議

綜上分析，影響直餾石腦油裂解性能的主要因素是原油性質和石腦油切割點。影響加氫尾油裂解性能的主要因素是催化劑性能、原料性質、尾油切割點和裂化反應溫度。

根據進口油、瑪湖油和牙哈油價格，以及石腦油餾分PONA和模擬裂解產物收率情況，增加進口油摻煉比例、降低瑪湖油和牙哈油摻煉比例不僅有利于生產乙烯原料，也有利于提高全廠經濟效益。2019年大修時更換加氫裂化催化劑，有效降低了尾油BMCI值，為進一步增產尾油創造了條件。優化催化柴油加工路線，汽柴油加氫裝置不再加工催化柴油，加氫石腦油干點由190 ℃提至230 ℃，仍是優質的乙烯原料?！笆濉逼陂g，獨山子石化通過實施增產乙烯原料措施，乙烯原料自給率提高2.49百分點，裂解裝置雙烯收率提高0.34百分點，說明在增產乙烯原料的同時，實現了原料的優質化。

蒸餾裝置停運脫乙烷塔回收干氣C2+組分，是因地制宜、簡單高效的方式，為煉廠干氣回收提供了一種思路。干氣低分氣回收單元采用干氣壓縮-油吸收工藝，實現了干氣與C3+輕烴的有效分離，但該單元設計時未考慮C2回收，粗氫中乙烷體積分數2%，乙烷量3 500 t/a，如果考慮回收，按85%的回收率，可回收乙烷2 975 t/a，乙烷和天然氣價格差按1 800 元/t計，暫不計算投資和運行成本，每年可創造經濟效益535萬元。

據統計，目前煉油廠待回收干氣總量12.66×104t/a，主要為蒸餾、焦化、催化裂化、蠟油加氫、汽油加氫、重整、煉油老區瓦斯回收等裝置干氣，含C2+資源5.32×104t/a(其中，催化和焦化干氣C2+資源3.59×104t/a)，如果考慮回收，按85%的回收率計算，可回收C2+組分4.5×104t/a，C2+組分和天然氣價格差按1 800元/t計，暫不計算投資和運行成本，每年可創造經濟效益8 100萬元。

目前，煉廠干氣回收的難點是點源分散，煉油新區和老區距離遠，逐一回收投資較高，催化和焦化干氣C2+資源占待回收干氣C2+資源的67%，催化干氣含乙烯約4 600 t/a，焦化干氣含乙烯約2 600 t/a，建議優先回收催化和焦化干氣。

加氫裂化輕石腦油主要由C4、C5烷烴構成，雖然異構烷烴較多，但實際生產中乙烯收率仍能達到30%以上，三烯總收率可達50%以上[6]。目前，加氫裂化輕石腦油總量為15×104t/a左右，其中，約11×104t/a作為汽油調合組分，當汽油過剩時，可將其改作乙烯原料。根據裂解模型計算，蒸餾常一線作裂解原料，乙烯收率27.01%，雙烯收率44.10%。加氫裂化航煤作裂解原料，乙烯收率26.82%，雙烯收率40.32%，裂解性能好于常二線、常三線，常一線、航煤十六烷值只有41左右，比常二線、常三線差，建議在柴油或航煤過剩時，或柴油十六烷值低、調合出現困難時，將常一線或航煤作為乙烯原料。成品油和乙烯原料根據市場靈活調整，實現效益最大化。