直馏柴油增产航煤技术FDHC 的工业应用

赵 洋，王得红，王敬一

（中国石油兰州石化公司炼油运行一部，甘肃兰州 730060）

为适应国Ⅵ油品质量升级需要，某炼油厂新建90×104t/a 催化柴油加氢改质装置，由中石油华东设计院设计，采用中石化大连（抚顺）石油化工研究院（简称FRIPP）研发的高芳烃催化柴油加氢转化FD2G 技术，以催化柴油为原料生产高辛烷值汽油调和组分[1]。在项目建设期间根据成品油结构变化，对装置进行技术改造，改造后装置规模为81×104t/a，采用直馏柴油增产航煤FDHC 技术[2]，主要产品为满足GB 6537—2018的航煤调和组分。

1 装置简介

1.1 工艺流程及技术特点

1.1.1 工艺流程 装置主要工艺流程简图（见图1）。

图1 装置工艺流程简图

1.1.2 主要技术特点

（1）采用单段双剂一次通过流程，设置精制和裂化两台反应器。

（2）采用换热前混氢流程，同时设置有热高分。

（3）分馏塔设计两个中段抽出口，但无中段回流措施。

（4）为生产液化气，设有脱乙烷塔和脱丁烷塔。

1.2 催化剂性质及装填量

1.2.1 催化剂性质 采用FRIPP 研发FDHC 技术配套的配套催化剂体系，催化剂为氧化态，开工前需硫化。催化剂及保护剂的物理性质（见表1，表2）。

表1 催化剂理化性质

表2 保护剂理化性质

（5）反应系统设有0.7 MPa/min 和2.1 MPa/min 两套紧急泄压系统。

1.2.2 催化剂装填量 催化剂采用普通装填，实际装填数据（见表3，表4）。

表3 R101 催化剂装填参数（φ3 200 mm）

表4 R102 装填参数（φ3 200 mm）

表4 R102 装填参数（φ3 200 mm）（续表）

2 装置开工过程

2.1 催化剂干燥

干燥时采用氮气环境、1.5 MPa 压力和≮250 ℃的操作条件，以高压分离器连续2 h 无生成水量为结束标志。实际干燥过程重点参数（见图2）。

图2 催化剂干燥时主要工艺参数变化

2.2 催化剂硫化

完成催化剂干燥后，反应系统保持在150～160 ℃条件下引氢气进行气密、冷氢试验、泄压试验，随后进入催化剂硫化过程。硫化采用湿法方案[3]，以低氮柴油（氮含量100 g/g、干点＜350 ℃、含水质量分数＜0.01%）为介质、DMDS 为硫化剂，硫化过程中为抑制裂化催化剂活性，需要同步在裂化反应器入口注氨钝化。

2.2.1 催化剂硫化过程及关键控制指标 硫化阶段需保持在≥10.0 MPa 下的最大循环氢量，且控制氢纯度体积分数≮85%，硫化过程的关键控制指标（见表5）。

表5 催化剂硫化/钝化阶段关键控制指标

2.2.2 实际控制参数 由于DMDS 不足，实际未进行320 ℃恒温步骤，从引油开始到硫化结束总耗时约62 h，消耗35 tDMDS，3.8 t 无水液氨。实际硫化过程控制参数（见图3）。

图3 催化剂硫化/钝化过程实际曲线图

2.3 原料切换

由于硫化剂不足、系统H2S 浓度持续下降，对原料切换方案进行调整（见表6）。

表6 原料切换方案调整前后对比

装置一次切入100%新鲜原料后，开始按3～5 ℃/h速率对R101 入口进行提温操作，至310 ℃时原料常二线柴油脱硫满足≤10 mg/kg 要求，至316 ℃时脱氮满足≤10 mg/kg 要求。但此时R102 催化剂还没有裂化活性，因此继续进行提温操作，至R101 入口温度为331 ℃，R102 入口温度为349 ℃时，原料转化率稳定，各产品质量合格，装置完成开工过程。

2.4 原料方案调整

装置原设计采用100%直馏柴油，为进一步优化催化柴油加工结构，在满足航煤生产标准的情况下掺入部分催化柴油，优化后航煤方案下控制催化柴油比例为10%，裂解料方案下控制催化柴油比例为15%。

3 装置标定结果

装置于2021 年7 月28 日起进行72 h 航煤方案生产标定，标定时控制加工量为96.43 t/h，催直柴油比例按1∶9 控制，根据前期的经验总结，为获得最佳效果，标定时R102 四个床层温升分别按照8 ℃、7 ℃、5 ℃、6 ℃控制。

3.1 主要生产数据对比

标定期间主要生产数据对比（见表7）。

表7 主要参数对比表

通过表7 可以看出，精制反应器R101 起始反应温度为335.3 ℃，比设计值332 ℃高3.3 ℃，R101 总反应温升为33.6 ℃，比设计值24 ℃高9.6 ℃，R101 反应温度控制较高的原因是R102 一床层反应温升不足造成。裂化反应器R102 各床层入口温度比设计值高14～19 ℃，造成的原因有两点：（1）装置已运行7 个月，按设计0.78 摄氏度/月的失活速率计，与初期相比需提温5.4 ℃；（2）原料略有变化，使用该系催化剂条件下，柴油转化率与设计值有一定偏差。

3.2 原料及产品质量对比

标定期间原料及产品主要质量参数对比（见表8）。

表8 原料与产品主要质量参数对比表

标定期间新氢以重整氢为主，因此新氢纯度95%，比设计值低4%。通过对比可以看出，原料性质基本满足要求，硫、氮含量及十六烷值均较低；加氢精制后精制油氮含量为0.6 mg/kg，远低于指标上限10 mg/kg，满足裂化反应器进料要求，精制催化剂脱氮效果较好；轻石脑油终馏点为97 ℃，比设计高34 ℃，重石脑油初馏点为79.5 ℃，轻重石脑油存在组分重叠，因汽提塔进料温度比设计值低30 ℃造成；重石脑油异构烷烃和环烷烃含量高、芳潜值较好，可作为优良的重整原料；精制航煤烟点、冰点、硫醇硫、颜色、腐蚀、密度、馏程等指标均满足调和要求，但航煤与重石脑油和精制柴油均存在部分组分重叠；精制柴油十六烷指数为72，比原料59 升高13，催化剂提十六烷值效果较好。

3.3 物料平衡对比

装置标定期间物料平衡统计（见表9）。

表9 物料平衡表

标定期间总转化率为68.61%，比设计77.02%低8.41%，航煤收率为32.78%，比设计值49.03%低16.25%，主要原因有：

（1）由于受系统热平衡限制，汽提塔进料温度与分馏塔进料温度分别比设计值低30 ℃、25 ℃，因而重石脑油与精制柴油中携带有部分航煤组分，目前装置暂不具备优化条件。

（2）原料转化率不足。据研究院初步分析，该种原料在使用FC-50A 催化剂体系下，若进一步提高裂化反应温度，则会增加二次裂化深度，在提高柴油总转化率的同时也会造成部分航煤裂化为石脑油。

3.4 能耗对比

标定期间能耗对比（见表10）。

表10 装置能耗统计表

标定时实际能耗为29.24 kgEo/t 比设计值25.77kgEo/t高3.47 kgEo/t，原因为装置内疏水器效果不佳，造成约3.9 t/h 的低压蒸汽消耗。

4 结论

（1）装置技术应用较为成功，使用FRIPP 研发的直馏柴油增产航煤FDHC 技术及配套的FF-36、FC-50A、FDS-4 催化剂体系，可有效增产航煤和石脑油组分，为企业降低柴汽比、优化产品结构提供加工路径。

（2）装置生产方案灵活，可根据市场需求，通过调整操作达到增产精制航煤、乙烯料、重整料的目的，也可作为提高柴油质量的方法。

（3）装置转化率、航煤收率与设计条件存在一定偏差，需进一步查找原因。同时需加强管理，降低低压蒸汽消耗。