加氫裂化裝置生產(chǎn)工業(yè)白油的技術(shù)開發(fā)與工業(yè)應(yīng)用

張超 方友 金海剛 鄭港西

1.中海油石化工程有限公司 2.中海油惠州石化有限公司

隨著國際和國內(nèi)經(jīng)濟結(jié)構(gòu)的調(diào)整和疫情帶來的全球經(jīng)濟增速的放緩，柴油消費量增長速度緩慢，為增加企業(yè)效益，降低柴油產(chǎn)量是煉廠急需解決的問題。柴油是蠟油加氫裂化裝置的主要產(chǎn)品之一，通過技術(shù)改造或升級，降低加氫裂化裝置柴油收率，增產(chǎn)5號工業(yè)白油和多產(chǎn)航煤，對加氫裂化裝置提高經(jīng)濟效益具有重要意義[1-4]。

本研究分析了惠州石化4.0 Mt/a蠟油加氫裂化裝置柴油產(chǎn)品及中間餾分的性質(zhì)，探究了生產(chǎn)5號工業(yè)白油的可行性，在此基礎(chǔ)上，提出了采用熱氮氣氣提工藝生產(chǎn)5號工業(yè)白油的方案，對實際改造運行效果進行了對比和分析，所生產(chǎn)的5號工業(yè)白油滿足行業(yè)標準NB/SH/T 0006-2017《工業(yè)白油》的要求，可為國內(nèi)外同類裝置升級改造生產(chǎn)工業(yè)白油提供參考。

1 裝置概況

惠州石化4.0 Mt/a蠟油加氫裂化裝置以減二線、減三線蠟油和焦化蠟油為原料，主要產(chǎn)品為輕重石腦油、航煤、柴油和加氫裂化尾油，同時副產(chǎn)干氣和液化氣。裝置采用兩臺反應(yīng)器系列并聯(lián)的工藝方案，反應(yīng)產(chǎn)物在熱高壓分離器前混合，分餾系統(tǒng)采用雙塔汽提工藝，硫化氫汽提塔塔頂氣與粗石腦油至吸收穩(wěn)定系統(tǒng)，塔底油經(jīng)加熱爐加熱后至主分餾塔分餾，流程示意圖見圖1。

2 可行性分析

將惠州石化加氫裂化柴油與NB/SH/T 0006-2017《工業(yè)白油》產(chǎn)品技術(shù)要求進行對比[5]，結(jié)果見表1。

表1 惠州石化加氫裂化柴油與NB/SH/T 0006-2017規(guī)定的5號工業(yè)白油技術(shù)指標對比項目技術(shù)指標5號工業(yè)白油加氫裂化柴油試驗方法運動黏度(40 ℃)/(mm2·s-1)4.14～5.064.16GB/T 265閃點(開口)/℃≥12085GB/T 3536傾點/℃≤0-2GB/T 3535顏色/賽波特顏色號≥+25+26GB/T 3555銅片腐蝕(50 ℃,3 h)/級11bGB/T 5096銅片腐蝕(100 ℃,3 h)/級--GB/T 5096w(硫)/(mg·kg-1)≤100.2SH/T 0689w(芳烴)/%≤52.6NB/SH/T 0966w(水分)/%無無GB/T 260w(機械雜質(zhì))/%無無GB/T 511水溶性酸或堿無無GB/T 259外觀及氣味無色、無異味、無熒光、透明的液體有煤油味目測

從表1可以看出，惠州石化加氫裂化柴油的開口閃點、外觀及氣味均不滿足NB/SH/T 0006-2017《工業(yè)白油》行業(yè)標準的規(guī)定。開口閃點和柴油的初餾點有關(guān)，開口閃點不滿足要求的主要原因是柴油初餾點低，航煤餾分與柴油餾分重疊多，提高初餾點可提高開口閃點溫度[6-8]；柴油中有煤油氣味同樣是因為航煤餾分切割至柴油餾分中造成的，也可通過提高初餾點進行改善。因此，通過提高柴油餾分初餾點實現(xiàn)生產(chǎn)5號工業(yè)白油產(chǎn)品的方案是可行的。

3 技術(shù)改造

由于加氫柴油中混有航煤餾分，造成加氫裂化柴油不能滿足NB/SH/T 0006-2017的行業(yè)標準要求，裝置嘗試過以下3種方式提高柴油初餾點，以達到生產(chǎn)5號工業(yè)白油的目的[9-10]，見表2。

表2 加氫裂化裝置生產(chǎn)5號工業(yè)白油方案方案方案特點白油性質(zhì)白油產(chǎn)品是否滿足要求主分餾塔降壓調(diào)整無需增加新設(shè)備主分餾塔分餾效率提高,白油初餾點有所提高,開口閃點也相應(yīng)得到提高,但仍不能滿足行業(yè)標準的要求否增設(shè)蒸汽汽提塔增加蒸汽汽提塔、空氣冷卻器、回流罐、泵、真空脫水設(shè)施,無需停工實現(xiàn)生產(chǎn)白油方案切換白油產(chǎn)品性質(zhì)波動較大,水含量容易超標是原柴油汽提塔再沸器改蒸汽汽提增加白油脫水設(shè)施,需要停工實現(xiàn)生產(chǎn)白油方案切換白油產(chǎn)品性質(zhì)波動較大,水含量容易超標是

由表2可知，主分餾塔降壓調(diào)整方案所生產(chǎn)的白油初餾點有所提高，開口閃點也相應(yīng)得到提高，但仍不能滿足行業(yè)標準對閃點的要求；增設(shè)蒸汽汽提塔工藝和原柴油汽提塔再沸器改蒸汽汽提工藝所生產(chǎn)的白油產(chǎn)品能夠滿足行業(yè)標準的要求，但白油產(chǎn)品性質(zhì)波動較大，水含量容易超標，且改造新增設(shè)備多，工程量大，成本高。

3.1 熱氮氣氣提工藝

由于增設(shè)蒸汽汽提塔工藝和原柴油汽提塔再沸器改蒸汽汽提工藝所生產(chǎn)的白油產(chǎn)品水含量容易超標，開發(fā)了熱氮氣氣提工藝，采用氮氣作為氣提氣，原柴油汽提塔塔底再沸器停用，改為氮氣加熱器，避免因氮氣溫度過低造成氣提效果不佳。柴油汽提塔塔頂氣體返回主分餾塔，主分餾塔塔頂氣體由全凝改為部分冷凝，不凝氣抽出排放至火炬系統(tǒng)，具體流程見圖2。

與主分餾塔降壓調(diào)整方案、增設(shè)蒸汽汽提塔方案和原柴油汽提塔再沸器改蒸汽汽提方案相比，熱氮氣氣提方案具有裝置無需新增設(shè)備、改動少、投資低、生產(chǎn)的工業(yè)白油性質(zhì)穩(wěn)定、生產(chǎn)白油和柴油方案可靈活切換等優(yōu)點，唯一的不足之處是需要額外向火炬排放不凝氣。增設(shè)蒸汽汽提塔方案、原柴油汽提塔再沸器改蒸汽汽提方案和熱氮氣氣提工藝均能生產(chǎn)合格的白油產(chǎn)品，但3種方案在裝置改造量、白油產(chǎn)品性質(zhì)、對主分餾塔的影響、操作費用及改造投資等方面存在差異，不同方案的對比如表3所列。

由表3可知，與增設(shè)蒸汽汽提塔方案和原柴油汽提塔再沸器改蒸汽汽提方案相比，熱氮氣氣提工藝操作費用增加較少，改造費用最低；對主分餾塔的影響主要表現(xiàn)為汽提段氣量增加，需連續(xù)排放不凝氣。

表3 生產(chǎn)工業(yè)白油方案對比方案改造工作量白油產(chǎn)品性質(zhì)對主分餾塔的影響增加操作費用/(元·h-1)改造費用/萬元增設(shè)蒸汽汽提塔增加分餾塔、空氣冷卻器、回流罐、泵、真空脫水設(shè)施,無需停工實現(xiàn)生產(chǎn)白油方案切換滿足白油產(chǎn)品標準要求,白油產(chǎn)品性質(zhì)波動較大,水含量容易超標無418365原柴油汽提塔再沸器改蒸汽汽提增加白油脫水設(shè)施,需要停工實現(xiàn)生產(chǎn)白油方案切換滿足白油產(chǎn)品標準要求,白油產(chǎn)品性質(zhì)波動較大,水含量容易超標汽提段氣量增加47647熱氮氣氣提工藝無需新增設(shè)備,僅部分管線改造,改造期間裝置無需停工滿足白油產(chǎn)品標準要求,白油產(chǎn)品性質(zhì)穩(wěn)定汽提段氣量增加,需連續(xù)排放不凝氣36121 注:操作費用按中壓蒸汽140元/t、氮氣0.5元/m3、循環(huán)水0.22元/t計。

3.2 工藝參數(shù)優(yōu)化

柴油汽提塔改為采用熱氮氣作為氣提氣，塔底再沸器改為氮氣加熱器，氣提氮氣的用量和主分餾塔塔頂冷凝溫度會影響白油產(chǎn)品的性質(zhì)和排放火炬的不凝氣量，從而影響裝置效益和能耗。因此，從優(yōu)化白油產(chǎn)品性質(zhì)和降低不凝氣排放量出發(fā)，需優(yōu)化氣提氮氣量和主分餾塔塔頂冷凝溫度，以實現(xiàn)最優(yōu)操作成本。

3.2.1氣提氮氣用量優(yōu)化

氣提氮氣用量影響柴油汽提塔的氣提效果，從而影響白油產(chǎn)品的初餾點。白油產(chǎn)品初餾點越高，開口閃點越高。采用HYSYS流程模擬軟件對氣提氮氣用量進行優(yōu)化，考查氣提氮氣用量對白油產(chǎn)品初餾點的影響，如圖3所示。

由圖3可知，在一定范圍內(nèi)，白油產(chǎn)品初餾點隨氣提氮氣用量的增加而提高，當氣提氮氣用量增至1.25 t/h后，繼續(xù)增加氣提氮氣用量，白油產(chǎn)品初餾點變化不大，即對開口閃點基本無影響。因此，裝置采用的最優(yōu)氣提氮氣用量為1.25 t/h。

3.2.2主分餾塔冷凝溫度優(yōu)化

改造前，主分餾塔塔頂冷凝采用全凝設(shè)置，經(jīng)空冷器冷卻至60 ℃后，部分作為回流，剩余粗石腦油進入石腦油切割塔切割處理。新增熱氮氣作為柴油汽提塔的氣提氣，柴油汽提塔塔頂氣體返回主分餾塔。由于氮氣無法在主分餾塔塔頂實現(xiàn)冷凝，主分餾塔塔頂不能繼續(xù)采用全凝設(shè)置，需要連續(xù)排放不凝氣，以維持主分餾塔的壓力穩(wěn)定。在氣提氮氣用量為1.25 t/h的條件下，采用HYSYS流程模擬軟件對主分餾塔塔頂冷凝溫度進行優(yōu)化，主分餾塔塔頂冷凝溫度對不凝氣排放量的影響如圖4所示。

由圖4可知，主分餾塔塔頂冷凝溫度越低，不凝氣排放量越少。當主分餾塔塔頂冷凝溫度高于50 ℃時，冷凝溫度對不凝氣排放量的影響程度越大；當主分餾塔塔頂冷凝溫度低于50 ℃時，冷凝溫度對不凝氣排放量的影響程度減弱，此時需增加水冷器以實現(xiàn)更低的冷凝溫度，但從現(xiàn)場實際平面布置考慮，已無新增水冷器的位置。因此，結(jié)合主分餾塔塔頂冷凝溫度變化對不凝氣量的影響情況和實際平面布置，將塔頂空冷器改為高效復(fù)合空冷器，保證冷凝溫度不高于50 ℃，減少不凝氣的排放量。

3.3 工業(yè)應(yīng)用

基于工藝技術(shù)方案比選和工藝參數(shù)優(yōu)化結(jié)果，對惠州石化4.0 Mt/a蠟油加氫裂化裝置主分餾塔和柴油汽提塔進行技術(shù)改造。改造后，主分餾塔塔頂連續(xù)排出不凝氣維持塔壓穩(wěn)定，柴油汽提塔改為采用熱氮氣作為氣提氣，塔底再沸器改為氮氣加熱器，改造前后現(xiàn)場具體操作條件、產(chǎn)品產(chǎn)量和產(chǎn)品性質(zhì)對比見表4和表5。

表4 改造前后操作條件和產(chǎn)品產(chǎn)量對比項目主分餾塔塔頂壓力/MPa主分餾塔塔頂溫度/℃主分餾塔回流溫度/℃主分餾塔塔頂不凝氣排放量/(t·h-1)粗石腦油流量/(t·h-1)航煤流量/(t·h-1)柴油流量/(t·h-1)改造前實際值0.1141560.06716277改造后實際值0.1141481.3671760模擬值0.1140501.35661770項目白油流量/(t·h-1)加氫尾油流量/(t·h-1)柴油汽提塔塔頂壓力/MPa柴油汽提塔塔底溫度/℃柴油汽提塔氮氣流量/(t·h-1)柴油汽提塔塔頂氣相量/(t·h-1)改造前實際值0500.13070.002.0改造后實際值60500.12971.2514.0模擬值62480.13001.2513.6

表5 改造前后產(chǎn)品性質(zhì)對比項目產(chǎn)品產(chǎn)量/(t·h-1)密度(20 ℃)/(kg·m-3)w(硫)/(mg·kg-1)w(氮)/(mg·kg-1)PNA值/%閃點/℃煙點/mm冰點/℃改造前重石腦油48.8752<0.5<0.539/47/14航煤162.0814<106027-54改造后重石腦油50.1753<0.5<0.539/46/15航煤178.0821<106226-52

由表4和表5可知，改造前后主分餾塔操作參數(shù)變化不大。對比改造前后產(chǎn)品產(chǎn)量情況發(fā)現(xiàn)，改造后新增塔頂不凝氣量1.3 t/h，石腦油收率變化不大，航煤產(chǎn)量增加14 t/h，產(chǎn)品柴油改為工業(yè)白油，白油產(chǎn)量60 t/h。對于柴油汽提塔，改造后，由于塔底再沸器改為氮氣加熱器，塔底溫度相應(yīng)降低；塔頂氣相量由2 t/h增至14 t/h。柴油汽提塔改為熱氮氣氣提工藝后，可能會影響?zhàn)s程范圍輕的產(chǎn)品質(zhì)量，對改造前后產(chǎn)品性質(zhì)進行對比發(fā)現(xiàn)，重石腦油產(chǎn)品性質(zhì)變化不大，航煤產(chǎn)品密度略有增加，但仍能滿足航煤產(chǎn)品的性質(zhì)要求。改造后，模擬數(shù)據(jù)與現(xiàn)場實際運行數(shù)據(jù)吻合性較好，對現(xiàn)場參數(shù)優(yōu)化和技術(shù)改造具有重要的指導(dǎo)意義。經(jīng)技術(shù)改造后，5號工業(yè)白油產(chǎn)品分析化驗數(shù)據(jù)見表6。

由表6可知，改造后，5號工業(yè)白油產(chǎn)品各項指標均能滿足NB/SH/T 0006-2017《工業(yè)白油》的要求，且相比于增設(shè)蒸汽汽提塔工藝和原柴油汽提塔再沸器改蒸汽汽提工藝，產(chǎn)品性質(zhì)更加穩(wěn)定。

表6 改造后實際白油產(chǎn)品與NB/SH/T 0006-2017規(guī)定的5號工業(yè)白油技術(shù)指標對比項目技術(shù)指標5號工業(yè)白油標準實際白油產(chǎn)品試驗方法運動黏度(40 ℃)/(mm2·s-1)4.14～5.064.7GB/T 265閃點(開口)/℃≥120126GB/T 3536密度(20 ℃)/(kg·m-3)報告817GB/T 1884傾點/℃≤0-9GB/T 3535顏色/賽波特顏色號≥+25+26GB/T 3555銅片腐蝕(50 ℃,3 h)/級11GB/T 5096銅片腐蝕(100 ℃,3 h)/級--GB/T 5096w(硫)/(mg·kg-1)≤101SH/T 0689w(芳烴)/%≤54.7NB/SH/T 0966w(水分)/%無無GB/T 260w(機械雜質(zhì))/%無無GB/T 511水溶性酸或堿無無GB/T 259外觀及氣味無色、無異味、無熒光、透明的液體無色、無異味、無熒光、透明的液體目測

柴油汽提塔塔底再沸器改為氮氣加熱器，為節(jié)約改造費用，塔底再沸器規(guī)格型號不做改動，僅對換熱介質(zhì)和流量進行改造，改造前后柴油汽提塔塔底再沸器工藝參數(shù)變化見表7。

表7 柴油汽提塔塔底再沸器工藝參數(shù)變化項目管程/殼程介質(zhì)名稱流量/(kg·h-1)進口溫度/℃出口溫度/℃壓力/MPa換熱面積/m2熱負荷/kW改造前管程尾油59 9353353122.23殼程柴油61 6302903070.215241 244改造后管程尾油3 5743353122.23殼程氮氣1 250402150.80524 63

由表7可知，柴油汽提塔塔底再沸器改為氮氣加熱器后，熱負荷由1 244 kW降為63 kW，尾油用量減少56 361 kg/h，節(jié)能1 181 kW，氮氣加熱至215 ℃作為氣提氣。熱氮氣氣提工藝生產(chǎn)工業(yè)白油有利于裝置的節(jié)能降耗。

改造后，裝置已連續(xù)穩(wěn)定運行45天，航煤產(chǎn)量累計增加1.51×104t，白油產(chǎn)量增加1.12×104t，柴油產(chǎn)量減少2.83×104t，直接經(jīng)濟效益增加1 200萬元以上。

4 結(jié)論

(1) 將惠州石化4.0 Mt/a蠟油加氫裂化裝置生產(chǎn)的加氫柴油與5號工業(yè)白油性質(zhì)進行對比，發(fā)現(xiàn)加氫柴油開口閃點、外觀及氣味均不能滿足工業(yè)白油標準的要求，分析原因可能是部分航煤餾分混入柴油餾分中，柴油初餾點低，造成加氫柴油開口閃點偏低，有煤油氣味。通過分離出柴油餾分中的輕組分、提高柴油餾分初餾點實現(xiàn)生產(chǎn)5號工業(yè)白油產(chǎn)品是可行的。

(2) 主分餾塔降壓調(diào)整、增設(shè)蒸汽汽提塔和原柴油汽提塔再沸器改蒸汽汽提工藝3種方式提高柴油初餾點的試驗結(jié)果表明：主分餾塔降壓調(diào)整方案所生產(chǎn)的白油不能滿足NB/SH/T 0006-2017行業(yè)標準對閃點的要求，增設(shè)蒸汽汽提塔工藝和原柴油汽提塔再沸器改蒸汽汽提工藝所生產(chǎn)的白油產(chǎn)品能夠滿足行業(yè)標準的要求，但白油產(chǎn)品性質(zhì)波動較大，水含量容易超標，且改造新增設(shè)備多，工程量大，成本高。

(3) 采用熱氮氣氣提工藝生產(chǎn)的5號工業(yè)白油產(chǎn)品不僅能滿足NB/SH/T 0006-2017行業(yè)標準規(guī)定的技術(shù)指標要求，且性質(zhì)穩(wěn)定，裝置改造工程量低，經(jīng)濟效益顯著。