煤柴油中壓加氫裂化裝置摻煉劣質催化裂化柴油的實踐

趙晨曦，楊 杰，李保良

(中海油惠州石化有限公司，廣東惠州 516086)

催化裂化柴油(簡稱催化柴油)的性質較差，表現為密度大，硫和氮等雜質含量高，烯烴、芳烴含量高，十六烷值很低，膠質含量高[1]，儲存安定性差，一般作為柴油成品油的調合組分[2]。但隨著環保標準的不斷提高，催化柴油需經過二次加工方可滿足產品柴油質量要求[3]。中海油惠州石化有限公司(簡稱惠州石化)一期現有一套3.6 Mta煤柴油中壓加氫裂化裝置(簡稱中壓加氫裂化裝置)，設計加工環烷基的直餾煤柴油餾分和少量催化柴油，生產重石腦油、3號噴氣燃料和清潔柴油。2017年10月二期裝置開工后，全廠催化柴油產量大幅提升，同時受煤柴油加氫裂化裝置直餾柴油不足、運行負荷低、能耗高等因素影響，首次嘗試大比例摻煉劣質催化柴油，以達到提高催化柴油品質及優化全廠物料平衡的目的。以下主要介紹惠州石化中壓加氫裂化裝置大比例摻煉劣質催化柴油的運行情況及效果。

1 裝置概況

2 中壓加氫裂化裝置摻煉劣質重油催化柴油技術分析

惠州石化直餾柴油硫、氮含量均遠低于裝置設計值，而二期催化柴油硫、氮含量高，原料混合后硫、氮含量大幅提升，同時氮含量增加幅度低于硫含量，此種原料不利于目前中壓加氫裂化裝置催化劑體系下的溫度匹配[6]。

加氫裂化裝置進料結構組成的改變對操作條件會有顯著影響[7]。由于催化柴油的芳烴含量很高，提高催化柴油的摻煉比例后，混合原料的芳烴含量發生較大變化，對反應過程產生較大的影響。首先，精制反應器各床層溫升大幅度增加，為了優化溫度分布，各床層冷氫量增加，需要更高的循環氫量；第二，在現有的反應條件下，為了提高反應深度，需要提高精制和裂化床層反應溫度；第三，由于原料氫含量降低，為了達到合格的產品質量，氫耗和運行成本增加；第四，產物分布和產品質量的變化，對換熱網絡、分餾和吸收穩定系統均產生較大的影響；第五，該裝置采用的催化劑已經連續穩定運轉8年半，催化劑活性損失較大。總之，原料油性質的大幅度變化對裝置的產品分布、產品質量、關鍵機組設備、全廠氫平衡、熱平衡、裝置能耗、操作難度等產生系統的影響。以下重點探討對產品分布和產品質量的影響。

3 中壓加氫裂化裝置摻煉劣質催化柴油運行情況

在摻煉催化柴油之前，中壓加氫裂化裝置加工的原料為直餾煤油和直餾柴油，2017年9月24日裝置停止加工直餾煤油，10月2日開始摻煉劣質催化柴油。摻煉期間分步提高摻煉量，按催化柴油摻煉量分別為25，50，75 th分3個階段(分別記作階段1、階段2和階段3)考察裝置運行情況，當摻煉量提高至75 th時催化柴油約占總進料量的21%。

3.1 原料性質變化

催化柴油與原進料相比，硫、氮含量高，密度大，芳烴、環烷烴含量高，屬于較劣質的催化柴油。摻煉過程中控制催化柴油終餾點小于365 ℃。催化柴油、摻煉前原料油及各摻煉階段混合原料油的性質見表1。

表1 催化柴油及混合原料油的性質

由表1可以看出，摻入劣質催化柴油后，混合原料油的硫、氮含量明顯增加，初餾點升高，餾程變窄，密度大幅度增大(由于芳烴、環烷烴含量增多)，同時溴值明顯增大(說明不飽和烴增多)，十六烷值降低幅度較大。

3.2 操作條件

裝置摻煉劣質催化柴油前后的主要操作條件見表2。由表2可以看出：隨著劣質催化柴油摻煉量的不斷增大，精制反應器床層總溫升逐步增大，由摻煉前的24.8 ℃提高到60.9 ℃，裂化反應器床層總溫升也由27.5 ℃提高到35.8 ℃；精制反應器床層平均溫度由350.8 ℃增加到361.4 ℃，裂化反應器床層平均溫度由360.0 ℃提高到361.4 ℃；在轉化率和反應系統壓力不變的情況下，總氫耗(標準狀態)從156.8 m3t提高到261.7 m3t，提高了104.9 m3t，同時各床層冷氫閥開度明顯增大。

表2 主要操作條件

3.3 產品分布及性質

大比例摻煉劣質催化柴油對裝置產品分布及產品質量產生一定影響。摻煉后裝置的產物分布及產品性質見表3～表5。

表3 產品分布 w，%

表4 噴氣燃料產品性質

由表3可以看出：裝置摻煉劣質催化柴油后產物分布變化較大，副產的氣相產品(包括干氣、低壓分離氣、H2S+NH3和液化氣)收率較摻煉前增加1.95百分點，原因是摻煉劣質催化柴油后裂化反應器溫度提高，裂解反應深度增加；總石腦油收率略有增加，其中輕石腦油收率從5.48%降低至4.49%，重石腦油收率從23.74%增加至26.59%。由于噴氣燃料餾程的終餾點從246 ℃降低至228 ℃，因此噴氣燃料收率減少11.99百分點，其重組分被迫進入柴油產品中，柴油收率增加8.29百分點。

表5 柴油產品性質

大比例摻劣質催化柴油對柴油和噴氣燃料產品質量影響較大，輕、重石腦油質量變化不大。由表4可以看出：最大量摻煉劣質催化柴油(階段3)后，噴氣燃料產品的煙點減小4.6 mm，密度(20 ℃)增大12.8 kgm3，而芳烴體積分數增加8百分點，這主要是由于催化劑已經連續運轉8年半，加氫飽和活性大幅度降低；同時受限于裝置氫分壓和操作溫度無法進一步提高，單環芳烴無法全部加氫飽和。由表5可以看出，最大量摻煉劣質催化柴油后，與原料相比，柴油產品的十六烷值提高16.4個單位，但與摻煉前相比十六烷值降低5.5個單位，這主要是由于摻煉劣質催化柴油后原料中芳烴的含量大幅增加，但受限于目前的操作條件，芳烴無法實現大比例轉化。

3.4 裝置能耗

裝置能耗分析見表6。由表6可以看出：摻煉劣質催化柴油前后裝置的綜合能耗分別為777.121 MJt和952.315 MJt，其中電和3.5 MPa蒸汽的消耗大幅增加；電耗增加的主要原因是裝置摻煉劣質催化柴油后反應耗氫量大幅增加，增開了新氫壓縮機，同時反應器出口溫度提高，高壓空氣冷卻器的電耗也隨之增加；3.5 MPa蒸汽消耗增加主要是由于循環氫量增加、循環氫純度降低，使循環氫壓縮機負荷增加；摻煉后燃料氣消耗有小幅增加，主要是因為反應生成油變重，分餾單元加熱爐燃料氣的消耗量稍有增加；由于分餾塔中段回流量增大，副產0.45 MPa蒸汽，降低了能耗；其余公用工程項目能耗均小幅增加，與裝置負荷降低有一定關系。

表6 裝置能耗分析 MJt

項 目摻煉前階段1階段2階段3燃料氣378.339358.125378.738393.3023.5 MPa蒸汽146.260162.402180.412200.6931.0 MPa蒸汽0.0010.00100.0010.45 MPa蒸汽-27.496-31.433-30.531-38.944電241.824295.381294.641351.618循環水36.20844.13943.52443.938除鹽水4.2154.9994.9045.014除氧水3.8334.3824.2565.429凝結水-6.062-7.571-7.478-8.736綜合能耗777.121830.425868.467952.315

3.5 摻煉劣質催化柴油對裝置操作的影響

大比例摻煉劣質催化柴油后，床層溫升大幅度增加，造成反應器各床層冷氫量大幅增加，冷氫閥開度大幅增加，部分床層開度已達60%以上，增加了裝置操作難度。

催化柴油中芳烴尤其是多環芳烴含量高，容易在催化劑表面被吸附，最終轉化為焦炭，導致催化劑失活，對催化劑長周期運行帶來不利影響。另外催化柴油中水含量明顯增加，可能造成換熱器和加熱爐的溫度波動、循環氫壓縮機壓力波動，嚴重時還會造成催化劑活性中心的聚結失活。

混合原料硫、氮含量增加幅度較大，致使反應部分結鹽、腐蝕風險增加，鑒于裝置曾發生過高壓空氣冷卻器和換熱器的腐蝕泄漏，在日常工藝防腐和檢修換熱器時需對此重點關注。

4 結 論

(1)中壓加氫裂化裝置原料切除直餾煤油，改為摻煉21%劣質催化柴油，各主要產品質量合格，其中，噴氣燃料的煙點減小4.6 mm，密度(20 ℃)增大12.8 kgm3，芳烴體積分數增加8百分點；與原料相比，柴油產品的十六烷值提高16.4個單位，但與摻煉前相比十六烷值降低5.5個單位。

(2)摻煉21%劣質催化柴油后，中壓加氫裂化裝置的綜合能耗由777.121 MJt增加至952.315 MJt。主要由于摻煉后裝置氫耗大幅增加，導致電耗增加最為明顯，其次為3.5 MPa蒸汽消耗和燃料氣消耗。

(3)中壓加氫裂化裝置摻煉劣質催化柴油后，反應器床層溫升大幅提高，精制反應器第二床層、第三床層的冷氫閥開度明顯增大，對裝置異常處理時快速降溫有一定影響。

(4)裝置大比例摻煉劣質催化柴油后，噴氣燃料產品的收率降低11.99百分點，產品柴油收率增加8.29百分點，表明對于多產噴氣燃料的加氫裝置不適用大比例摻煉催化柴油。

(5)加氫裂化裝置加工劣質催化柴油，可滿足煉油廠柴油產品質量升級要求，同時為大型化煉油廠優化全廠物料平衡提供了新途徑。