渣油加氫大比例摻煉催化柴油運行分析

何繼龍

（中國石化荊門分公司，湖北荊門 448002）

隨著社會的發(fā)展和環(huán)保要求的日益嚴格，柴油的消費量在不斷下降，質量要求卻在不斷提高。催化柴油由于密度大，硫、氮、烯烴、芳烴、膠質等含量高，十六烷值低，儲存氧化穩(wěn)定性差等特點，通過普通的加氫精制技術不能達到柴油調和組分的質量要求。目前很多煉廠采用RLG、FD2G等加氫裂化技術生產高辛烷值汽油，裝置投資高、氫耗高，而對于氫氣資源較欠缺、催化裂化裝置有富余加工能力的煉廠通過LTAG技術是解決該問題的有效方法[1]。

某公司采用LTAG技術轉化催化柴油，加氫部分由200萬t/a渣油加氫裝置承擔，裂化轉化部分由120萬t/a催化裂解裝置承擔。其中，渣油加氫裝置由中國石化建設公司（SEI）采用中國石化石油化工科學研究院RHT固定床渣油加氫工藝技術設計，設計原料為1#常減壓裝置的減壓蠟油和減壓渣油、2#常減壓裝置的減壓蠟油、焦化蠟油、丙烷脫瀝青油、酮苯蠟下油和糠醛抽余油混合原料，經過催化加氫反應，脫除硫、氮、金屬等雜質，降低殘?zhí)亢?，為催化裂化裝置提供優(yōu)質原料，同時生產部分柴油，并副產少量石腦油和干氣。2017年7月一次投料試車成功，其中摻煉催化柴油比例平均為27%，截至2020年4月底第一周期已運行1 022天。

1 裝置主要技術特點

渣油加氫工藝原則流程如圖1所示。原料部分設置有過濾精度為＜25μm的自動反沖洗過濾器；反應系統(tǒng)由4個固定床反應器串聯組成，分別是R-1101、R-1102、R-1103和R-1105，均為單床層設置，其中反應器R-1101入口和R-1102入口之間設置一條跨線，在R-1101壓降達到極限值時可甩掉R-1101，原料油和氫氣直接進入R-1102，裝置可繼續(xù)運轉；補充氫系統(tǒng)為兩臺往復氫氣壓縮機串聯，前者將1.0 MPa氫氣升壓至4.0 MPa，后者再升壓至反應系統(tǒng)壓力；反應產物分離采用熱高分方案，并設置液力透平回收從熱高壓分離器到熱低壓分離器的能量；反應注水采用高—低壓注水方案，熱低分氣空冷器前連續(xù)注水，冷低分兼做高壓注水緩沖罐；分餾部分采用雙塔方案，反應生成油進硫化氫汽提塔脫除含硫富氣，分餾塔設置中段柴油抽出；脫硫部分分別設置循環(huán)氫脫硫系統(tǒng)和低分氣脫硫系統(tǒng)。

圖1 渣油加氫工藝原則流程

2 工業(yè)運行初、中期標定情況

為檢驗新裝置在較低負荷下的運行情況，考核催化劑加氫脫硫、脫氮、脫金屬、脫殘?zhí)康戎饕阅苤笜撕吞幚泶呋裼偷男阅埽约鞍l(fā)現各大型動設備、換熱器等靜設備的運行問題，為裝置后期安全、平穩(wěn)運行提供基礎數據，于2017年9月13—16日進行了初期標定，2019年12月27—28日進行了中期標定。

2.1 原料性質及物料平衡

初期標定負荷為78.4%，原料油混合比例為減壓渣油28.86%、混合蠟油40.68%、催化柴油30.46%；中期標定負荷率為87.2%，原料油混合比例為減壓渣油22.93%、混合蠟油46.97%、催化柴油27.87%；表觀摻渣率分別為31.5%和24.5%，遠低于60%的摻渣率。裝置均在較低負荷下標定。

從原料性質來看，原料油硫含量比設計值略高，但遠低于≯2.0%的限定值，也低于同類裝置硫含量；原料油的總氮含量相對較高，達到4 876~5 500μg/g，高于≯4 200μg/g限定值，是典型的低硫高氮油[2]。

此外，由于摻渣率低而催化柴油摻煉率高，原料油殘?zhí)?、黏度均遠低于設計值，反應苛刻度低，可以降低反應提溫速率，延長裝置運行周期。設計及初、中期標定原料油性質見表1。

表1 原料油性質

續(xù)表

2.2 主要操作條件

初期標定反應溫度遠低于設計值，床層總溫升比設計高10℃的情況下，床層平均溫度（CAT）比設計值低30℃；中期標定反應溫度與設計運行初期相當，床層平均溫度（CAT）比設計值低5℃的情況下床層總溫升比設計高21℃。結果表明，在低摻渣、高比例摻煉催化柴油的情況下，裝置運行至887天，催化劑活性依然穩(wěn)定，好的原料性質對裝置長周期運行優(yōu)勢明顯。

初期標定由于循環(huán)氫密度與設計值偏差太大，采用氣體孔板校正公式對循環(huán)氫流量校正，計算實際氫油體積比為1 143，遠高于設計值。雖然較高的氫油體積比有利于加氫反應的進行，對殘?zhí)考託滢D化和加氫脫氮也有積極的促進作用，但氫油比對裝置能耗影響較大。對氫油比進行了優(yōu)化調整，中壓蒸汽消耗下降了5.4 t/h，中期標定氫油比為754。

該裝置設計新氫為外供氫，純度為99.5%，實際裝置初期標定氫源大部分為重整氫，循環(huán)氫純度僅為72%，一反入口氫分壓為11.78 MPa，遠低于設計值。中期標定部分采用外供高純氫，循環(huán)氫純度上升到85%，氫分壓也隨之上升至13.73 MPa，但仍低于設計值15.5 MPa，反應器主要操作條件見表2。

表2 反應器主要操作條件

2.3 主要產品性質及催化劑性能

主要產品如加氫重油的硫、殘?zhí)?、金屬（Ni＋V）達到設計要求，見表3。加氫重油氮含量未達到設計指標，主要是原料中氮含量比設計高。結合兩次標定的原料、產品性質和物料平衡數據，計算催化劑雜質脫除率，計算結果見表4。

由表4可知，脫除率均達到設計要求，總體趨勢上表現為隨著周期的延長中期比初期脫除率略低。

表4 雜質脫除率

該裝置摻煉催化柴油比例達到27%~30%，產品柴油的密度比設計高，十六烷值指數比設計低，不能作為柴油調和組分。按照原料油實沸點餾程擬組分切割的方法[3]得知，產品中＜350℃餾分收率比原料中催化柴油僅高2.44百分點，由此可見，在反應溫度相對較低的情況下，臨氫熱裂化轉化的柴油少，產品柴油絕大部分來源于加氫后的催化柴油。加氫柴油多環(huán)芳烴含量為10.5%，相對催化柴油原料的56.5%下降幅度較大，密度為0.90 g/cm3，是催化裂化裝置副反應器轉化汽油的優(yōu)質原料。采用LTAG技術后從催化裂解裝置同期標定數據可知，加氫柴油轉化率可以達到68.1%，其中汽油收率達到47.18%，經濟效益明顯。對于一個沒有加氫裂化裝置的煉廠來說，是一個解決催化柴油出路問題的有效辦法。

從石腦油和加氫柴油的餾程上看，不穩(wěn)定石腦油與柴油有部分重疊，從表3物料平衡數據也可以看出，石腦油收率約為1.10%低于設計值1.58%，部分石腦油進入柴油造成重整料的浪費。因此，優(yōu)化硫化氫汽提塔操作來提高石腦油收率還有一定的空間。

表3 主要產品性質

3 裝置大比例摻煉催化柴油運行分析

3.1 裝置原料比例變化對反應器溫升的影響

裝置第一周期運轉至1 022天負荷率在70%~80%，總體上原料中減壓渣油∶混合蠟油∶催化柴油為20∶50∶30。開工后50天，減壓渣油比例達到40%，由于下游1#催化裂化裝置（DCC）受原料殘?zhí)肯拗?，之后減渣比例大部分時間為10%~30%。其間為考驗裝置高摻渣下催化劑性能，在720~780天期間減渣比例提高至40%以上。

裝置在運轉14天后摻入催化柴油，摻煉比例為23%，R-1101溫升由摻煉前的12.5℃上升至20.6℃，R-1102由7.8℃上升至13.4℃，R-1103由7.3℃上升至10.2℃，R-1105溫升變化不明顯。為維持R-1101適當溫升和R-1102冷氫控制閥在60%的情況下，將反應加熱爐出口溫度降至320℃。40天后催化柴油比例提高到30%以上，R-1102和R-1103溫升分別上升至18.3℃和20.5℃，并且呈現溫升向R-1103轉移的現象，R-1102和R-1103入口的冷氫閥位在60%~70%。運行至210天左右，催化柴油比例最高達到44%，R-1103溫升上升至28.5℃，R-1103冷氫閥開到80%以上，繼續(xù)降低反應加熱爐出口溫度。周期內各反應器溫升情況見圖2。

圖2 第一周期反應器溫升變化

該周期催化柴油比例基本在10%~35%，平均為27%，摻煉比例為同類裝置最高。反應溫度較低的情況下溫升高，裝置的氫耗也高，平均化學氫耗達到了1.93%，比設計1.46%高0.47百分點。

3.2 反應器的BAT和CAT

催化劑床層平均溫度（CAT）以及各反應器的BAT變化情況如圖3所示，從開工至50天左右由于渣油加氫催化劑初期的快速積碳失活，各反應器BAT均快速提升，R-1101、R-1102、R-1103和R-1105的BAT分別為340.1℃、348.2℃、356.0℃和358.9℃，CAT為352℃，比設計初期反應溫度低，50天之后反應溫度進入平穩(wěn)階段，截至1 022天，R-1101、R-1102、R-1103和R-1105的BAT分別為374℃、375℃、377℃和383℃，CAT為382℃，周期內，相對于50天左右進入穩(wěn)定期的CAT，至1 022天CAT變化平均速率為0.926℃/月。

圖3 第一周期反應溫度變化

3.3 反應器徑向溫差

第一周期各反應器催化劑床層最大徑向溫差變化情況如圖4所示，4個反應器的最大徑向溫差均較小，其中R-1101運轉至40天為5.67℃，其他反應器基本在3℃以下。分析這與原料油減渣比例低而催化柴油比例高降低油品黏度，采用高效反應器分配盤技術，采取較高氫油比運行模式從而強化了反應器物流分配效果有關。

圖4 第一周期反應器徑向溫差變化

3.4 反應系統(tǒng)壓降

第一周期反應器壓降變化如圖5所示，從開工運行至500天左右，壓降在1.50 MPa左右，之后氫油比按低限控制，壓降下降至1.35 MPa左右，目前反應系統(tǒng)壓降在1.45 MPa左右，說明R-1101的壓降控制較好。

圖5 第一周期反應系統(tǒng)壓降變化

3.5 裝置綜合能耗

裝置能耗見表5，從中可以看出在開工初期能耗為25.34 kgEO/t，通過優(yōu)化反應系統(tǒng)氫油比、降低分餾塔進料加熱爐出口溫度等工藝參數，提高液力透平、無級調量系統(tǒng)機組平穩(wěn)運行率等一系列節(jié)能優(yōu)化措施，裝置能耗有所下降，中期標定能耗為21.72 kgEO/t，比設計值25.74 kgEO/t低4.02個單位。

表5 裝置綜合能耗

和同類裝置相比摻煉催化柴油比例大，電耗和燃料氣單耗相對高，熱高分氣相需要更大的冷卻負荷，分餾系統(tǒng)抽出柴油需要消耗更多的燃料氣，中期標定能耗占比達到了29.29%；補充氫壓縮機由兩臺兩級壓縮機串聯布置，一部分氫源來自1.0 MPa管網，一部分為4.0 MPa外供高純氫，相對于全部使用4.0 MPa管網氫氣，電耗增加10.61%。表明裝置能耗和加工方案、依托的公用工程系統(tǒng)等因素相關性極大，該裝置存在較大的優(yōu)化空間。

4 裝置存在問題及改進措施

4.1 原料油自動反沖洗過濾器沖洗頻繁

該裝置原料油自動反沖洗過濾器SR-1101為5臺過濾罐并列，設置有一臺氮氣罐，通過自力式調節(jié)閥控制壓力在0.65~0.85 MPa，屬于氮氣輔助反沖洗型式，裝置開工運行初期，在原料油性質和流量穩(wěn)定的情況下，20~70 min差壓就超過200 kPa，啟動一次反沖洗，嚴重時裝置被迫部分循環(huán)降低處理量，給裝置安全平穩(wěn)運行帶來很大影響。通過現場檢查沖洗過程和開蓋檢查濾芯情況，發(fā)現存在兩方面問題，一是原料油升壓泵P-1101出口壓力比柴油抽出泵P-1204出口壓力高，在過濾器浸泡程序中柴油不能進入過濾器中，反沖洗效果差；二是在反沖洗頻繁時，氮氣罐的壓力在第二次反沖洗啟動前未恢復到0.60 MPa以上，爆破反吹時能量不足，反洗不充分。

針對浸泡油未能進入過濾器的問題，通過開大P-1101反罐閥門降低泵出口壓力，觀察P-1204出口流量變化確保浸泡油進入過濾器確保浸泡效果；將催化裂化裝置高壓燃料氣引至氮氣罐自力式閥門之后，確保了反沖洗壓力。通過以上兩項措施的實施，原料油自動反沖洗過濾器的反沖洗頻次約為50~90 min，反沖洗頻繁的問題基本得到改善，但與同類裝置相比效果較差，分析原因為氮氣輔助反沖洗型式——比列管式液相反沖洗能量低，用于高黏度的渣油加氫原料過濾適用性不佳。

4.2 循環(huán)氫脫硫塔帶液問題

該周期裝置運行至360天左右，循環(huán)氫壓縮機入口分液罐D-1108出現大量帶液，循環(huán)氫脫硫塔氣相被迫改旁路操作，嚴重危及到循氫機的安全運行。分析主要原因：一是溶劑再生單元活性炭過濾器出口濾網破損，大量活性炭粉末進入胺液系統(tǒng)，促進了胺液的發(fā)泡性能，從現場的胺液外觀來看顆粒物含量高；二是循環(huán)氫脫硫塔入口分液罐D-1109分液操作執(zhí)行不好，有烴類帶入循環(huán)氫脫硫塔；三是該裝置使用重整氫循環(huán)氫純度低導致循環(huán)氫流量大，較大的氣相負荷造成循環(huán)氫脫硫塔塔板霧沫夾帶率上升。

針對胺液中顆粒物，通過胺液在線過濾措施將貧液中的活性炭顆粒物布袋過濾處理，裝置內胺液顏色由灰黑色變?yōu)闇\黃透明；對循環(huán)氫脫硫塔分液罐D-1109由不定時分液改為每日定時分液；優(yōu)化氫氣系統(tǒng)提高PSA提純氫的使用量，保證循環(huán)氫純度不降低的情況下，減少循環(huán)氫流量，降低循環(huán)氫脫硫塔氣相負荷。以上三項措施實施后，循環(huán)氫壓縮機入口分液罐未再出現帶液的情況。

5 結論

裝置第一周期運行以大比例摻煉催化柴油、低摻渣為主要特點，生產運行情況表明，催化劑雜質脫除率性能優(yōu)異，活性和穩(wěn)定性好。渣油加氫裝置大比例摻煉催化柴油對改善原料性質、反應器徑向溫差和壓降控制有益，有利于裝置長周期運行。高比例摻煉催化柴油，雖存在裝置能耗高、氫耗高的問題，但對解決催化柴油的出路提供了一條有效的途徑。