催化裂化柴油加工路線選擇及優化

高 磊

(中國石化武漢分公司，武漢 430082)

催化裂化柴油加工路線選擇及優化

高 磊

(中國石化武漢分公司，武漢 430082)

介紹了中國石化武漢分公司催化裂化柴油(LCO)的加工路線，對LCO進柴油加氫裝置精制、進加氫裂化裝置摻煉、與蠟油加氫混煉及LTAG工藝進行對比。結果表明：LCO進柴油加氫裝置精制僅能實現柴油的脫硫精制，進加氫裂化裝置摻煉有利于化工料的增產及柴油十六烷值的提升；LTAG工藝增產汽油的效果好于LCO與蠟油加氫混煉工藝，也是經濟效益最優的工藝路線，但加氫深度要求較高。因此，優化加氫效果，投用LTAG工藝是武漢分公司催化裂化柴油加工首選的經濟性途徑。

催化裂化柴油 LTAG 蠟油加氫混煉工藝 加氫裂化摻煉

催化裂化技術在我國普遍應用，導致煉油廠柴油池中催化裂化柴油的比例達25%以上[1]。催化裂化柴油(簡稱LCO)的特點是密度大，硫、氮等雜質含量高，芳烴含量高，十六烷值低，不適合作為車用柴油調合組分。由于以汽油為燃料的私家車越來越多，且高辛烷值汽油需求量上升，以及經濟減緩導致柴油結構性過剩，需要煉油廠降低柴汽比。在以上背景下，許多煉油企業都為催化裂化柴油尋找出路。中國石化武漢分公司(簡稱武漢分公司)根據市場需求，靈活采用各種加工路線消化LCO，以提高柴油品質及增產汽油。

1 LCO加工工藝

1.1 柴油加氫精制工藝

柴油加氫精制主要適用于直餾柴油十六烷值較高且催化裂化柴油占比較小的企業。一般將LCO直接與其它柴油組分混合加氫，使柴油硫含量滿足環保要求，同時可使十六烷值提高2～5 個單位，精制柴油收率可達98%以上，氫耗一般在1%(質量分數)以下[2]。

1.2 加氫裂化摻煉催化裂化柴油工藝

加氫裂化技術具有產品質量好、產品方案靈活的特點，劣質的LCO進入高壓的加氫裂化裝置后，通過芳烴飽和、環烷烴裂化，可以實現劣質柴油的優質化，同時增產石腦油、噴氣燃料等。但加氫裂化裝置的反應器溫升、冷氫裕量、尾油芳烴指數(BMCI值)、噴氣燃料煙點、二次原料的最大摻煉比例等都是LCO摻煉的限制因素[3-4]。通常加氫裂化裝置摻煉LCO占原料的比例在10%以下，選用加氫飽和與開環能力較強的催化劑確保噴氣燃料質量，氫分壓大于13 MPa。若需生產用作蒸汽裂解制乙烯原料的尾油，還要嚴格控制LCO的95%餾出溫度在320～350 ℃之間。

1.3 LCO與蠟油加氫混煉技術

LCO與蠟油加氫混煉技術主要是將LCO與VGO一起送入加氫單元進行加氫處理，然后精制柴油與加氫重油混合，再送至催化裂化單元與原料混合進入提升管發生開環裂化反應，進而實現柴油轉化為高辛烷值汽油組分或輕芳烴。研究表明，在氫分壓5.5 MPa、體積空速2.0 h-1的條件下，萘系的雙環芳烴轉化為四氫萘的比例可達到50%左右，隨著壓力的提高和空速的進一步降低，十氫萘的產率將逐步上升。四氫萘和十氫萘的催化裂化反應產物分布明顯不同，四氫萘更容易發生氫轉移反應生成萘，十氫萘和八氫菲較多發生開環反應，同時發生氫轉移反應。加氫柴油和蠟油混煉容易強化氫轉移反應，氫轉移反應造成部分柴油組分(萘、菲)在催化裂化和加氫裝置之間循環，還有部分縮合生焦[5]。

1.4 LTAG工藝

LTAG(LCO To Aromatics and Gasoline)是利用選擇性加氫飽和單元和選擇性催化裂化單元優化組合，將LCO餾分中的多環芳烴先選擇性加氫飽和成單環芳烴再進行選擇性催化裂化，實現最大化生產高辛烷值汽油或C6～C8芳烴的技術。工業試驗結果表明，加氫后柴油與催化裂化原料分開進提升管獨立噴嘴，并且加氫柴油進料位置在原料噴嘴之下，有利于降低氫轉移反應，改善催化裂化的產品分布[6]。

LCO加氫過程，主要是LCO中芳烴的選擇性加氫飽和。以甲基乙基萘為厚料，加氫過程生成四氫萘型(目標產物)時，氫耗為2.12%，相對較低。生成十氫萘型(非目標產物)時，氫耗為5.12%，相對較高，產物辛烷值低。加氫過程的兩個關鍵控制指標：加氫后柴油密度需低于910 kgm3，多環芳烴質量分數低于15%。LTAG技術中的反應途徑如圖1所示，在加氫后LCO催化裂化過程中，四氫萘類催化裂化與不希望發生的氫轉移反應之間存在競爭，但氫轉移反應能壘低，更容易發生，所以高反應溫度、高劑油比、短反應時間有利于四氫萘型單環芳烴發生裂化反應，而抑制氫轉移反應發生[7]。

圖1 LTAG技術中的反應途徑

1.5煉油廠其它工藝

柴油加氫改質工藝是在脫除硫、氮等雜質的基礎上，經過芳烴加氫飽和、環烷烴選擇性開環等過程，進而大幅提高十六烷值。該類技術十六烷值提高幅度較大，一般在8～25個單位[8]。典型技術如：催化裂化柴油深度加氫處理(RICH)、高選擇性靈活加氫改質(MHUG)等劣質柴油中壓加氫改質技術。

加氫轉化工藝是以催化裂化柴油為原料，在脫除硫、氮等雜質的基礎上，控制芳烴的適度加氫飽和，通過四氫萘等單環芳烴的異構、開環，以及烷基苯等單環芳烴的烷基側鏈斷裂，將單環、雙環以上芳烴轉化為碳數小于10的高辛烷值汽油或輕芳烴，同時大幅提高未轉化柴油組分的十六烷值[9-10]。典型技術如：采用催化裂化柴油加氫裂化生產高辛烷值汽油或BTX的RLG技術、中國石化撫順石油化工研究院開發的FD2G技術、UOP公司開發的LCO UnicrackingTM技術、LCO-X組合工藝等。

2武漢分公司LCO加工路線選擇及優化

武漢分公司LCO加工路線如圖2所示，實線是實際運行加工路線，虛線是可選加工路線。

圖3 武漢分公司催化裂化柴油加工路線

2.1 武漢分公司LCO加工路線現狀分析

2.1.1柴油加氫精制路線武漢分公司1號柴油加氫裝置平均加工20 th的1號催化裂化LCO、23 th直餾柴油和焦化柴油混合料，氫耗1.5%，LCO十六烷值由21提高至23。1號柴油加氫精制柴油的產品十六烷值僅為30，需調入十六烷值高達55的加氫裂化精制柴油32 th以上，才能達到普通柴油十六烷不小于40的出廠標準。

2.1.2加氫裂化摻煉LCO路線當柴油出廠困難，蠟油不足，催化裂化不能滿負荷生產時，武漢分公司會將部分LCO并入加氫裂化裝置生產蠟油以提高催化裂化負荷，提高經濟效益。武漢分公司曾嘗試LCO最高摻煉上限量為7.5%，約15 th，隨著摻煉量增大，裝置冷氫用量增大，新氫機負荷達到上限，床層溫升控制難度加大，裝置能耗增加。同時噴氣燃料的煙點、柴油的十六烷值及尾油的BMCI值等質量指標均隨著摻煉量增加而有所降低。通常情況下將5 th LCO摻煉進加氫裂化(氫分壓16.0 MPa)裝置，大約62%的LCO轉化為石腦油、噴氣燃料、尾油等產品，加氫裂化精制柴油產品仍是十六烷值高達55以上的優質柴油。5 th LCO與200 th蠟油進加氫裂化裝置，LCO的表觀收率及效益見表1，在2016年12月的產品價格體系下，加氫裂化摻煉LCO的效益為830.24元t。

表1 LCO進加氫裂化裝置的表觀收率及效益

表觀收率是為了更直觀地顯示催化裂化柴油的轉化效果，其計算方法如下：

Y1=[(F蠟油+FLCO)×Y2-F蠟油×Y3]FLCO

式中：Y1為催化裂化柴油表觀收率；F蠟油為 蠟油進料質量流量；FLCO為 LCO進料質量流量；Y2為LCO與蠟油進料反應后的實際收率；Y3為蠟油單獨進料空白標定收率。

2.1.3LCO與蠟油加氫混煉路線武漢分公司通常2號催化裂化全部約25 th柴油進1.8 Mta的蠟油加氫(氫分壓9.5 MPa)，摻煉比達到12%，蠟油加氫停分餾爐，產品柴油混入精制蠟油作為兩套催化裂化原料。加氫LCO催化裂化產物的表觀收率見表2。

表2 加氫LCO催化裂化產物的表觀收率

由表2可以看出，加氫LCO有48.04%未實現轉化，36.94%生成汽油。當柴油出廠計劃富裕時，蠟油加氫開分餾爐，抽出15 th柴油進普通柴油，其余并入精制蠟油作為催化裂化原料。對于該組合而言，建議LCO摻煉比例小于30%，LCO部分進蠟油加氫，蠟油加氫出部分柴油，不建議柴油全回煉，否則氫轉移反應過強，生焦增加，同時異丁烯和丙烯減產。

武漢分公司曾嘗試將蠟油加氫裝置氫分壓提高至10.0 MPa，反應溫度由335 ℃提高至340 ℃，精制柴油密度由910 kgm3降低至895 kgm3，十六烷值由29提高至31，柴油產品質量得到進一步改善，但補充氫氣量增大600 m3h(標準狀態)，瓦斯耗量增大100 m3h(標準狀態)。

2.2 武漢分公司LTAG工藝試運行分析及結果

武漢分公司LTAG工藝的基本運行模式有兩個：一個是2號(或1號)催化裂化裝置LCO全部進蠟油加氫裝置處理，加氫后柴油返回2號(或1號)催化裂化單獨進提升管，LCO處理能力200 kta；另一個是兩套裝置的LCO全部去1號加氫裝置，加氫后柴油分別返回兩套催化裂化裝置單獨進提升管，LCO處理能力400 kta。武漢分公司2016年8月對兩套催化裂化裝置與1號加氫裝置聯合的LTAG工藝進行了試運行及標定，2016年9月對2號催化裂化裝置與蠟油加氫處理裝置聯合的LTAG工藝進行了試運行及標定。

2.2.1LTAG工藝不同運行模式下加氫單元分析及比較不同運行模式下加氫單元的反應條件及產品性質見表3。對1號加氫裝置而言，反應器入口總壓6.2 MPa，裝置的設計壓力雖為8.0 MPa，但裝置設備運行多年，考慮到設備安全，裝置操作壓力受到限制。同時由于氫源中重整氫比例較大，造成新氫和循環氫的純度較低，系統的氫分壓3.84 MPa，遠低于設計值6.4 MPa，加氫深度不夠。分析結果顯示，加氫LCO的密度(20 ℃)為932 kgm3，多環芳烴質量分數為26%～32%，遠高于設計值(加氫LCO多環芳烴質量分數不大于15%，相對密度不大于0.910)。

表3 不同運行模式下氧單元的反應條件及產品性質

2.2.2LTAG工藝不同運行模式下催化裂化單元分析及比較不同運行模式催化裂化單元的標定如表4所示。投用1號催化裂化與1號加氫裝置聯合的LTAG工藝后，汽油辛烷值由投用前的90.9提高至91.8，但汽油產率為56.90%，遠低于設計值(61.63%)。隨著LCO的摻煉生焦增加引起再生器二密相溫度過高，導致主風量到上限，影響了催化裂化裝置的處理量，每回煉1 th加氫LCO，影響1號催化新鮮進料量0.81 th。

投用2號催化裂化與1號加氫裝置聯合的LTAG工藝后，汽油辛烷值由投用前的91.6提高至92.3，汽油收率56.42%，低于設計值(57.18%)。隨著摻煉，LCO導致分餾塔冷卻負荷不夠，柴油抽出溫度為229 ℃，柴油干點偏高(95%點餾出溫度370 ℃)，且頂回流冷卻負荷不足，主風量不足。每回煉1 th加氫LCO，影響2號催化裂化新鮮進料量0.85 th。

投用兩套催化裂化裝置與1號加氫裝置隨著合的LTAG工藝后，汽油產量均有上升，汽油辛烷值提高明顯。但由于1號加氫裝置并未達到LTAG工藝最優選的加氫深度，加氫LCO密度較高，多環芳烴質量分數較高。多環芳烴進入催化裂化后，在提升管底部高溫大劑油比的反應條件下，多環芳烴裂解反應與縮合反應都有發生，且LTAG工藝的優化反應——四氫萘開環裂化生成單環芳烴的比例低于預期值，導致汽油產率都遠低于LTAG工藝設計值。

表4 不同運行模式下催化裂化單元的反應條件及產品性質

投用2號催化裂化與蠟油加氫處理裝置聯合的LTAG工藝后，由于加氫深度提高，穩定汽油產量較投用1號加氫LTAG工藝提高了1.91 th，汽油收率與1號加氫投用LTAG工藝相近，約為56%，仍低于設計值。同時2號催化裂化裝置通過調節塔底油漿返回量和溫度、一中換熱器投用等分餾塔優化提高裝置處理量，降低了回煉LCO對新鮮進料量的影響，每回煉1 th加氫LCO，影響2號催化裂化新鮮進料量0.78 th。

不同運行模式下催化裂化柴油LTAG表觀由率見表5。由表5可知，蠟油加氫LTAG工藝流程目標產品分布(汽油收率+液化氣表觀收率)優于1號加氫LTAG工藝流程。由于1號加氫操作壓力受到限制，加氫LCO性質無法滿足設計需求。原則上LTAG工藝僅投用2號催化裂化與蠟油加氫組合工藝。目前LTAG的運行結果與設計有一定差距，需進一步優化，將通過提高蠟油加氫反應深度，控制加氫柴油多環芳烴體積分數最高不高于15%，相對密度低于910 kgm3，同時2號催化裂化保持平衡劑活性在65%以上，提高轉化率。

表5 催化裂化柴油LTAG表觀收率

2.3 武漢分公司LCO不同加工工藝效益比較

當武漢分公司其它種類柴油的十六烷值有富余時，利用LCO進1號加氫裝置生成精制柴油調合成普通柴油，精制柴油稅后價格由2 301元t提高至普通柴油價格3 072元t，可產生效益771元t。

催化裂化加工負荷有余地時，投用蠟油加氫LTAG工藝回煉加氫LCO可產生效益935.47元t，投用LCO與蠟油加氫混煉工藝可產生效益677.75元t(見表6)。

表6 蠟油加氫LTAG工藝與LCO、蠟油加氫混煉工藝的表觀收率及效益

綜上可知，以上各加工工藝的效益由大到小的順序為：蠟油加氫LTAG工藝> 加氫裂化摻煉LCO>LCO利用富余十六烷值調合普通柴油>LCO與蠟油加氫混煉工藝。

3 結 論

(1) 在減少柴油產量、增產車用柴油等不同的需求背景下，企業可根據自身的裝置結構、產品需求等，選擇適宜的催化裂化柴油加工技術，經濟、有效地實現柴油質量升級。

(2) 當柴油出廠困難、蠟油不足、催化裂化不能滿負荷生產時，如果將柴油并入加氫裂化裝置，而把蠟油給催化裂化提高負荷，既可解決柴油出廠難的問題，又可解決蠟油不足的問題，提高經濟效益。

(3) 催化裂化柴油與蠟油加氫混煉工藝的效益低于LTAG工藝，在催化裂化裝置負荷有余地的前提下，為增產汽油，建議投用LTAG工藝替代催化裂化柴油與蠟油加氫混煉工藝。

(4) 由于LTAG工藝需要采用適合該工藝的多產芳烴HAC催化裂化催化劑才能得到較好的產品分布，而如果裝置未針對LTAG工藝更換催化劑，則必將影響LTAG工藝的標定效果，建議擇機更換催化劑配方，以得到較好的產品分布。

(5) 由于蠟油加氫壓力等級相對較低，LTAG工藝投用中氫轉移反應仍會造成部分柴油組分(萘、菲)在催化裂化和加氫裝置之間循環，還有部分縮合生焦。建議催化裂化裝置分輕、重柴油抽出，輕柴油的95%餾出溫度控制在300 ℃以下，重柴油的95%餾出溫度控制在365 ℃以下，輕柴油采用LTAG工藝加工，對重柴油進行加氫裂化處理，避免組分在裝置間的循環。

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TECHNICALROUTESELECTIONANDOPTIMIZATIONFORPROCESSINGLCO

Gao lei

(SINOPECWuhanCompany，Wuhan430082)

The comparisons of the processing results of LCO hydrofining，hydrocracking of VGO mixed with LCO，hydrotreating VGO mixed with LCO and LTAG in SINOPEC Wuhan Company were introduced.The results show that LCO hydrofining can only achieve desulfurization，and the hydrocracking of VGO blended with LCO is favorable for the production of petrochemicals and the improvement of diesel cetane number，while LTAG process can produce much more gasoline than that of the hydrotreating VGO mixed with LCO process and is the most economical processing route，but needs severer hydrotreating operation.It is recognized that the LTAG process combined with optimal LCO hydrotreating process is the primary economical choice for LCO processing in Wuhan Company.

LCO； LTAG； hydrotreating of VGO blended with LCO； hydrocracking of VGO blended with LCO

2017-01-24；修改稿收到日期： 2017-03-14。

高磊，工程師，從事工藝技術管理及煉油全流程優化工作，發表論文2篇。

高磊，E-mail：gaolei.whsh@sinopec.com。