加氢裂化装置处理催化柴油工业实践

管家伟

（中国石油化工股份有限公司镇海炼化分公司，浙江宁波 315207）

催化裂化反应过程的主要产物有干气、液化气、汽油、柴油等，其中催化裂化装置柴油（LCO）的突出特点是富含芳烃，包括单环、双环、三环芳烃，芳烃的质量分数大多在60%以上，而且十六烷值非常低，大多在30以下，发动机点火性能差，属于劣质柴油馏分。催化裂化柴油在炼油厂产品结构中主要用作车用柴油调和组分，比例较高，有些达到30%[1-2]。为催化柴油找到一条经济合理的利用途径，全面提高柴油的产品质量，成为炼油企业亟需解决的问题[3]。

2021 年开始，为适应炼油行业油品结构调整的趋势，降低企业柴汽比，提高企业市场竞争力，某炼化企业应用中国石化（大连）石油化工研究院有限公司（简称FRIPP）开发的催化柴油选择性加氢转化技术（FD2G），通过少量改造，将原加工150×104t/a 蜡油的加氢裂化装置改造为加工100×104t/a 催化柴油的加氢转化装置（简称2#加氢裂化装置），将芳烃含量较高的催化柴油定向转化为辛烷值高的汽油调和组分，未转化油的硫含量＜10.00 mg/kg，可直接作为清洁柴油产品，十六烷值较原料催化柴油增加10 个单位以上，取得了良好的效果[4]。

1 装置简介及催化剂情况

1.1 装置简介

2# 加氢裂化装置原设计规模为150×104t/a，于2007 年3 月21 日开工正常，并投入生产运行，该装置由中国石化洛阳石化工程公司设计，以伊朗减压蜡油为原料，采用单段串联、一次通过流程，产品包括脱硫低分气、脱硫燃料气、脱硫液化气、酸性气、轻石脑油、重石脑油、航煤、柴油，同时副产40×104t/a 加氢裂化尾油做优质乙烯原料。

2021 年11 月开始，2#加氢裂化装置通过降低装置加工负荷，增加部分冷换设备的跨线，增加部分泵的最小流量线，盲板隔离多余塔系，调整或更换部分流量计等少量动改。由蜡油加氢裂化装置改造为100×104t/a催化柴油加氢转化装置。该装置由中国石化广州工程有限公司设计，采用FRIPP 开发的FD2G 技术，以催化柴油和歧化重芳烃的混合油为原料，采用一段串联工艺流程，部分循环操作模式，产品包括民用液化气、轻重石脑油、辛烷值较高的汽油调和组分、清洁柴油等。2#加氢裂化装置由反应单元、分馏单元、脱硫单元、溶剂处理单元、公用工程单元组成。其中反应单元包括催化剂硫化、钝化设施、原料过滤及污油回收设施、加氢进料泵、补充氢压缩机、循环氢压缩机、反应加热炉、反应器、反应馏出物换热器、高压空冷、高/低压油气水分离器以及循环氢脱硫设施；分馏单元包括脱除硫化氢的主汽提塔、汽柴油产品分馏塔（包括汽油侧线汽提塔部分）、稳定塔；脱硫单元包括液化气脱硫塔、干气脱硫塔以及低分气脱硫塔[5]；溶剂处理单元包括胺液再生塔、胺液过滤、胺液缓冲罐等；公用工程单元包括装置所使用的3.5 MPa 蒸汽、1.0 MPa 蒸汽、新鲜水、软化水、循环水、蒸汽凝结水、氮气、净化风、轻污油、火炬系统、含硫污水以及含油污水提升设施，装置流程简图见图1。

图1 2#加氢裂化装置工艺流程简图

1.2 催化剂情况

2#加氢裂化装置改造为催化柴油加氢转化装置后，装填FRIPP 开发的保护剂、加氢精制剂、FD2G 专用加氢转化催化剂及后精制催化剂，反应器床层空余空间装填堆积密度低、强度高、杂质含量低的专用支撑剂。催化剂主要装填数据见表1。

表1 催化剂装填数据

2 装置原料及产品性质

2.1 装置原料性质

2#加氢裂化装置原料性质见表2，由表2 可以看出，催化柴油密度为928.40 kg/m3，95%馏出温度为341.00 ℃，硫含量为0.54 mg/kg，氮含量为810.0 mg/kg，芳烃含量为87.70%，十六烷值＜30，催化柴油原料性质整体具有氮含量较高、芳烃含量高、十六烷值低、密度大的特点。为改善原料性质、带走部分反应热、降低冷氢流量，将部分分馏塔底精制柴油组分（比例约15%）作为循环油与催化柴油合并作为反应进料，反应进料的芳烃含量、硫含量、氮含量、密度以及馏程均较催化柴油（新鲜进料）要低。

表2 装置原料性质

2.2 装置产品性质

根据装置原料性质：催化柴油中的硫、氮含量高，十六烷值低，必须通过加氢的手段脱除原料油中的硫、氮，提高原料十六烷值，降低密度。对于柴油馏分而言，富含芳烃对十六烷值是不利的，但是对于石脑油馏分而言，富含芳烃的石脑油馏分辛烷值高，可作为汽油调和组分，提高汽油产品的辛烷值，并且芳烃含量高的石脑油馏分也可作为优质的催化重整原料[6]。在深度处理催化柴油时，通过一定深度的加氢反应脱除原料中的硫、氮，使原料中的芳烃部分饱和，然后通过定向加氢转化反应将原料中的二环、三环芳烃定向裂化为单环芳烃，并通过分馏塔将单环芳烃富集至石脑油、汽油馏分中生产高辛烷值的汽油调和组分。

装置主要产品性质见表3，从表3 数据可以看出，主要目的产品汽油的密度在826.40～856.60 kg/m3，终馏点控制在205.00 ℃以下，硫含量＜0.50 mg/kg，氮含量＜0.5 mg/kg，研究法辛烷值提高至92.5 以上，直接作为生产高辛烷值汽油的调和组分；轻石脑油产品硫含量＜10.00 mg/kg，氮含量＜1.0 mg/kg，研究法辛烷值在75.0，去罐区调合汽油；重石脑油产品硫含量为4.00 mg/kg，氮含量＜0.5 mg/kg，环烷烃含量在43.94%，做重整原料；精制柴油产品相比原料催化柴油，十六烷值从30以下增加到40，硫含量控制在1.50 mg/kg，氮含量＜0.5 mg/kg，芳烃含量降低至58.50%，一部分作为循环油进行循环回炼改善原料性质，降低反应热，剩余部分去罐区调合车用柴油。

表3 装置主要产品性质

3 工艺参数及物料平衡

3.1 装置工艺参数

精制反应器中催化剂床层的总温升为77.00 ℃左右，催化剂床层平均温度在368.00 ℃左右，原料油中的氮可有效脱除，精制油氮含量控制在＜5.0 mg/kg，精制催化剂活性较好，在正常生产的反应初期可通过降低精制反应压力、温度来降低加氢精制反应深度，在不影响转化反应活性的情况下，控制相对较高的精制油氮含量，减少原料中的芳烃饱和，提高分馏产品中的芳烃含量，提升汽油辛烷值。裂化反应器中催化剂床层的总温升为66.00 ℃左右，催化剂床层平均温度在391.00 ℃左右，反应转化率50.31%[7]，反应转化率较高，且还有一定的提升空间，裂化催化剂性能较优。

3.2 装置物料平衡

装置物料平衡数据见表4，从表4 数据可以看出，＜205.00 ℃馏分收率（汽油及以下组分）49.04%，轻油收率（酸性气～柴油馏分）在93.48%，液体收率（液化气～柴油馏分）在92.62%，产品分布情况较好。为较大程度上得到目的产品，提高汽油收率，反应深度控制较深，转化率较高，工业氢的消耗较大，在4.11%。

表4 物料平衡表

4 装置开工运行问题分析

4.1 装置能耗情况

装置改造前后的能耗对比情况见表5，从表5 数据可以看出，装置改造为100×104t/a 催化柴油加氢转化装置后，能耗与原蜡油工况及FD2G 设计工况比大幅上升，原因有以下几点：（1）改造后分馏塔温位降低，中段回流停运，塔顶低温热水停运，柴油侧线汽提塔底温位降低，无法发生蒸汽；（2）原料变为催化柴油后，反应温升大，氢耗高，循环氢压缩机转速高，新氢压缩机负荷高，3.5 MPa 蒸汽及电耗均增加较多；（3）改造后装置处理量由150×104t/a 降至100×104t/a，且装置运行期间未达到设计负荷，负荷较低导致能耗摊薄减少，计算单耗增加；（4）为降低装置改造成本，原料泵、反应注水泵、循环氢压缩机、新氢压缩机等主要耗能设备均利旧，电耗损失大。

表5 装置能耗情况

4.2 反应温度控制

催化柴油是一种富含芳烃的劣质柴油，在加氢转化反应过程中芳烃加氢饱和、芳烃开环、裂化均为强放热反应。装置开工运行以来，发生两次裂化反应器温度、温升波动的情况，总温升最高达到100.00 ℃。为保证装置安全平稳运行，工艺操作稳定可控，采取以下措施控制反应温度平稳：

（1）保持原料稳定：当原料性质、原料加工量及原料与循环油加工比例发生变化时会导致加氢精制、加氢裂化反应器各个床层反应温度、温升随之波动。因此，需要严格控制原料，确保装置平稳运行。催化柴油进装置量控制在109 t/h 左右，循环油量控制在31 t/h左右，反应总进料量控制在140 t/h 左右，流量波幅控制在5 t 以内。

（2）均匀提升反应压力：因催化剂活性逐渐降低，同步调整反应压力进行补偿，控制芳烃加氢饱和、裂化、开环深度，正常生产时，反应氢分压提高0.002 MPa/d。

（3）精制反应器温度控制：精制反应器床层总温升控制≯86.00 ℃，原料油性质变化，通过调整原料油温控跨线、混氢跨线、反应炉出口温度，保持精制反应器入口温度、出口温度稳定，防止精制反应热带至裂化反应器导致“飞温”。

（4）裂化反应器各床层温升操作：控制裂化反应器各床层温升在相近范围，保证各床层裂化反应均匀，避免出现个别床层温升特别高的现象，降低“飞温”风险。

（5）控制裂化反应器各床层温升≯20.00 ℃：适当提高一床层、二床层反应温升，降低三床层、四床层温度和温升，保证各床层温升控制在20.00 ℃以下。调整裂化反应器温度时，控制合适的提温速率，避免床层“飞温”，密切关注提温过程中各床层温升变化情况。当单床层温升达到或超过20.00 ℃时，立即停止升温，并增大各床层冷氢量，将温升控制在可控范围内。

4.3 精制柴油带水

开工后精制柴油含水量过高，无法分离，分析原因是分馏塔蒸汽汽提导致含水量过高，但是停蒸汽汽提后柴油闪点又不合格，因此，决定改用氮气汽提，但分馏塔压控开度明显增大。

5 结论

加氢裂化装置可以通过少量改造，应用中国石化（大连）石油化工研究院有限公司开发的催化柴油选择性加氢转化技术（FD2G），劣质的催化柴油原料，可以产出氮含量＜0.5 mg/kg，硫含量＜0.50 mg/kg，并且研究法辛烷值高达92.5 以上的高辛烷值清洁汽油调和组分以及硫含量＜10.00 mg/kg，十六烷值较原料增加10个单位的清洁柴油调和组分。但也因改造量小，与新工艺匹配适应性不强，存在装置能耗高，反应温度控制不稳等运行问题。