直餾柴油增產航煤技術FDHC 的工業應用

趙 洋，王得紅，王敬一

（中國石油蘭州石化公司煉油運行一部，甘肅蘭州 730060）

為適應國Ⅵ油品質量升級需要，某煉油廠新建90×104t/a 催化柴油加氫改質裝置，由中石油華東設計院設計，采用中石化大連（撫順）石油化工研究院（簡稱FRIPP）研發的高芳烴催化柴油加氫轉化FD2G 技術，以催化柴油為原料生產高辛烷值汽油調和組分[1]。在項目建設期間根據成品油結構變化，對裝置進行技術改造，改造后裝置規模為81×104t/a，采用直餾柴油增產航煤FDHC 技術[2]，主要產品為滿足GB 6537—2018的航煤調和組分。

1 裝置簡介

1.1 工藝流程及技術特點

1.1.1 工藝流程 裝置主要工藝流程簡圖（見圖1）。

圖1 裝置工藝流程簡圖

1.1.2 主要技術特點

（1）采用單段雙劑一次通過流程，設置精制和裂化兩臺反應器。

（2）采用換熱前混氫流程，同時設置有熱高分。

（3）分餾塔設計兩個中段抽出口，但無中段回流措施。

（4）為生產液化氣，設有脫乙烷塔和脫丁烷塔。

1.2 催化劑性質及裝填量

1.2.1 催化劑性質 采用FRIPP 研發FDHC 技術配套的配套催化劑體系，催化劑為氧化態，開工前需硫化。催化劑及保護劑的物理性質（見表1，表2）。

表1 催化劑理化性質

表2 保護劑理化性質

（5）反應系統設有0.7 MPa/min 和2.1 MPa/min 兩套緊急泄壓系統。

1.2.2 催化劑裝填量 催化劑采用普通裝填，實際裝填數據（見表3，表4）。

表3 R101 催化劑裝填參數（φ3 200 mm）

表4 R102 裝填參數（φ3 200 mm）

表4 R102 裝填參數（φ3 200 mm）（續表）

2 裝置開工過程

2.1 催化劑干燥

干燥時采用氮氣環境、1.5 MPa 壓力和≮250 ℃的操作條件，以高壓分離器連續2 h 無生成水量為結束標志。實際干燥過程重點參數（見圖2）。

圖2 催化劑干燥時主要工藝參數變化

2.2 催化劑硫化

完成催化劑干燥后，反應系統保持在150～160 ℃條件下引氫氣進行氣密、冷氫試驗、泄壓試驗，隨后進入催化劑硫化過程。硫化采用濕法方案[3]，以低氮柴油（氮含量100 g/g、干點＜350 ℃、含水質量分數＜0.01%）為介質、DMDS 為硫化劑，硫化過程中為抑制裂化催化劑活性，需要同步在裂化反應器入口注氨鈍化。

2.2.1 催化劑硫化過程及關鍵控制指標 硫化階段需保持在≥10.0 MPa 下的最大循環氫量，且控制氫純度體積分數≮85%，硫化過程的關鍵控制指標（見表5）。

表5 催化劑硫化/鈍化階段關鍵控制指標

2.2.2 實際控制參數 由于DMDS 不足，實際未進行320 ℃恒溫步驟，從引油開始到硫化結束總耗時約62 h，消耗35 tDMDS，3.8 t 無水液氨。實際硫化過程控制參數（見圖3）。

圖3 催化劑硫化/鈍化過程實際曲線圖

2.3 原料切換

由于硫化劑不足、系統H2S 濃度持續下降，對原料切換方案進行調整（見表6）。

表6 原料切換方案調整前后對比

裝置一次切入100%新鮮原料后，開始按3～5 ℃/h速率對R101 入口進行提溫操作，至310 ℃時原料常二線柴油脫硫滿足≤10 mg/kg 要求，至316 ℃時脫氮滿足≤10 mg/kg 要求。但此時R102 催化劑還沒有裂化活性，因此繼續進行提溫操作，至R101 入口溫度為331 ℃，R102 入口溫度為349 ℃時，原料轉化率穩定，各產品質量合格，裝置完成開工過程。

2.4 原料方案調整

裝置原設計采用100%直餾柴油，為進一步優化催化柴油加工結構，在滿足航煤生產標準的情況下摻入部分催化柴油，優化后航煤方案下控制催化柴油比例為10%，裂解料方案下控制催化柴油比例為15%。

3 裝置標定結果

裝置于2021 年7 月28 日起進行72 h 航煤方案生產標定，標定時控制加工量為96.43 t/h，催直柴油比例按1∶9 控制，根據前期的經驗總結，為獲得最佳效果，標定時R102 四個床層溫升分別按照8 ℃、7 ℃、5 ℃、6 ℃控制。

3.1 主要生產數據對比

標定期間主要生產數據對比（見表7）。

表7 主要參數對比表

通過表7 可以看出，精制反應器R101 起始反應溫度為335.3 ℃，比設計值332 ℃高3.3 ℃，R101 總反應溫升為33.6 ℃，比設計值24 ℃高9.6 ℃，R101 反應溫度控制較高的原因是R102 一床層反應溫升不足造成。裂化反應器R102 各床層入口溫度比設計值高14～19 ℃，造成的原因有兩點：（1）裝置已運行7 個月，按設計0.78 攝氏度/月的失活速率計，與初期相比需提溫5.4 ℃；（2）原料略有變化，使用該系催化劑條件下，柴油轉化率與設計值有一定偏差。

3.2 原料及產品質量對比

標定期間原料及產品主要質量參數對比（見表8）。

表8 原料與產品主要質量參數對比表

標定期間新氫以重整氫為主，因此新氫純度95%，比設計值低4%。通過對比可以看出，原料性質基本滿足要求，硫、氮含量及十六烷值均較低；加氫精制后精制油氮含量為0.6 mg/kg，遠低于指標上限10 mg/kg，滿足裂化反應器進料要求，精制催化劑脫氮效果較好；輕石腦油終餾點為97 ℃，比設計高34 ℃，重石腦油初餾點為79.5 ℃，輕重石腦油存在組分重疊，因汽提塔進料溫度比設計值低30 ℃造成；重石腦油異構烷烴和環烷烴含量高、芳潛值較好，可作為優良的重整原料；精制航煤煙點、冰點、硫醇硫、顏色、腐蝕、密度、餾程等指標均滿足調和要求，但航煤與重石腦油和精制柴油均存在部分組分重疊；精制柴油十六烷指數為72，比原料59 升高13，催化劑提十六烷值效果較好。

3.3 物料平衡對比

裝置標定期間物料平衡統計（見表9）。

表9 物料平衡表

標定期間總轉化率為68.61%，比設計77.02%低8.41%，航煤收率為32.78%，比設計值49.03%低16.25%，主要原因有：

（1）由于受系統熱平衡限制，汽提塔進料溫度與分餾塔進料溫度分別比設計值低30 ℃、25 ℃，因而重石腦油與精制柴油中攜帶有部分航煤組分，目前裝置暫不具備優化條件。

（2）原料轉化率不足。據研究院初步分析，該種原料在使用FC-50A 催化劑體系下，若進一步提高裂化反應溫度，則會增加二次裂化深度，在提高柴油總轉化率的同時也會造成部分航煤裂化為石腦油。

3.4 能耗對比

標定期間能耗對比（見表10）。

表10 裝置能耗統計表

標定時實際能耗為29.24 kgEo/t 比設計值25.77kgEo/t高3.47 kgEo/t，原因為裝置內疏水器效果不佳，造成約3.9 t/h 的低壓蒸汽消耗。

4 結論

（1）裝置技術應用較為成功，使用FRIPP 研發的直餾柴油增產航煤FDHC 技術及配套的FF-36、FC-50A、FDS-4 催化劑體系，可有效增產航煤和石腦油組分，為企業降低柴汽比、優化產品結構提供加工路徑。

（2）裝置生產方案靈活，可根據市場需求，通過調整操作達到增產精制航煤、乙烯料、重整料的目的，也可作為提高柴油質量的方法。

（3）裝置轉化率、航煤收率與設計條件存在一定偏差，需進一步查找原因。同時需加強管理，降低低壓蒸汽消耗。