渣油加氢大比例掺炼催化柴油运行分析

何继龙

（中国石化荆门分公司，湖北荆门 448002）

随着社会的发展和环保要求的日益严格，柴油的消费量在不断下降，质量要求却在不断提高。催化柴油由于密度大，硫、氮、烯烃、芳烃、胶质等含量高，十六烷值低，储存氧化稳定性差等特点，通过普通的加氢精制技术不能达到柴油调和组分的质量要求。目前很多炼厂采用RLG、FD2G等加氢裂化技术生产高辛烷值汽油，装置投资高、氢耗高，而对于氢气资源较欠缺、催化裂化装置有富余加工能力的炼厂通过LTAG技术是解决该问题的有效方法[1]。

某公司采用LTAG技术转化催化柴油，加氢部分由200万t/a渣油加氢装置承担，裂化转化部分由120万t/a催化裂解装置承担。其中，渣油加氢装置由中国石化建设公司（SEI）采用中国石化石油化工科学研究院RHT固定床渣油加氢工艺技术设计，设计原料为1#常减压装置的减压蜡油和减压渣油、2#常减压装置的减压蜡油、焦化蜡油、丙烷脱沥青油、酮苯蜡下油和糠醛抽余油混合原料，经过催化加氢反应，脱除硫、氮、金属等杂质，降低残炭含量，为催化裂化装置提供优质原料，同时生产部分柴油，并副产少量石脑油和干气。2017年7月一次投料试车成功，其中掺炼催化柴油比例平均为27%，截至2020年4月底第一周期已运行1 022天。

1 装置主要技术特点

渣油加氢工艺原则流程如图1所示。原料部分设置有过滤精度为＜25μm的自动反冲洗过滤器；反应系统由4个固定床反应器串联组成，分别是R-1101、R-1102、R-1103和R-1105，均为单床层设置，其中反应器R-1101入口和R-1102入口之间设置一条跨线，在R-1101压降达到极限值时可甩掉R-1101，原料油和氢气直接进入R-1102，装置可继续运转；补充氢系统为两台往复氢气压缩机串联，前者将1.0 MPa氢气升压至4.0 MPa，后者再升压至反应系统压力；反应产物分离采用热高分方案，并设置液力透平回收从热高压分离器到热低压分离器的能量；反应注水采用高—低压注水方案，热低分气空冷器前连续注水，冷低分兼做高压注水缓冲罐；分馏部分采用双塔方案，反应生成油进硫化氢汽提塔脱除含硫富气，分馏塔设置中段柴油抽出；脱硫部分分别设置循环氢脱硫系统和低分气脱硫系统。

图1 渣油加氢工艺原则流程

2 工业运行初、中期标定情况

为检验新装置在较低负荷下的运行情况，考核催化剂加氢脱硫、脱氮、脱金属、脱残炭等主要性能指标和处理催化柴油的性能，以及发现各大型动设备、换热器等静设备的运行问题，为装置后期安全、平稳运行提供基础数据，于2017年9月13—16日进行了初期标定，2019年12月27—28日进行了中期标定。

2.1 原料性质及物料平衡

初期标定负荷为78.4%，原料油混合比例为减压渣油28.86%、混合蜡油40.68%、催化柴油30.46%；中期标定负荷率为87.2%，原料油混合比例为减压渣油22.93%、混合蜡油46.97%、催化柴油27.87%；表观掺渣率分别为31.5%和24.5%，远低于60%的掺渣率。装置均在较低负荷下标定。

从原料性质来看，原料油硫含量比设计值略高，但远低于≯2.0%的限定值，也低于同类装置硫含量；原料油的总氮含量相对较高，达到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，由于掺渣率低而催化柴油掺炼率高，原料油残炭、黏度均远低于设计值，反应苛刻度低，可以降低反应提温速率，延长装置运行周期。设计及初、中期标定原料油性质见表1。

表1 原料油性质

续表

2.2 主要操作条件

初期标定反应温度远低于设计值，床层总温升比设计高10℃的情况下，床层平均温度（CAT）比设计值低30℃；中期标定反应温度与设计运行初期相当，床层平均温度（CAT）比设计值低5℃的情况下床层总温升比设计高21℃。结果表明，在低掺渣、高比例掺炼催化柴油的情况下，装置运行至887天，催化剂活性依然稳定，好的原料性质对装置长周期运行优势明显。

初期标定由于循环氢密度与设计值偏差太大，采用气体孔板校正公式对循环氢流量校正，计算实际氢油体积比为1 143，远高于设计值。虽然较高的氢油体积比有利于加氢反应的进行，对残炭加氢转化和加氢脱氮也有积极的促进作用，但氢油比对装置能耗影响较大。对氢油比进行了优化调整，中压蒸汽消耗下降了5.4 t/h，中期标定氢油比为754。

该装置设计新氢为外供氢，纯度为99.5%，实际装置初期标定氢源大部分为重整氢，循环氢纯度仅为72%，一反入口氢分压为11.78 MPa，远低于设计值。中期标定部分采用外供高纯氢，循环氢纯度上升到85%，氢分压也随之上升至13.73 MPa，但仍低于设计值15.5 MPa，反应器主要操作条件见表2。

表2 反应器主要操作条件

2.3 主要产品性质及催化剂性能

主要产品如加氢重油的硫、残炭、金属（Ni＋V）达到设计要求，见表3。加氢重油氮含量未达到设计指标，主要是原料中氮含量比设计高。结合两次标定的原料、产品性质和物料平衡数据，计算催化剂杂质脱除率，计算结果见表4。

由表4可知，脱除率均达到设计要求，总体趋势上表现为随着周期的延长中期比初期脱除率略低。

表4 杂质脱除率

该装置掺炼催化柴油比例达到27%~30%，产品柴油的密度比设计高，十六烷值指数比设计低，不能作为柴油调和组分。按照原料油实沸点馏程拟组分切割的方法[3]得知，产品中＜350℃馏分收率比原料中催化柴油仅高2.44百分点，由此可见，在反应温度相对较低的情况下，临氢热裂化转化的柴油少，产品柴油绝大部分来源于加氢后的催化柴油。加氢柴油多环芳烃含量为10.5%，相对催化柴油原料的56.5%下降幅度较大，密度为0.90 g/cm3，是催化裂化装置副反应器转化汽油的优质原料。采用LTAG技术后从催化裂解装置同期标定数据可知，加氢柴油转化率可以达到68.1%，其中汽油收率达到47.18%，经济效益明显。对于一个没有加氢裂化装置的炼厂来说，是一个解决催化柴油出路问题的有效办法。

从石脑油和加氢柴油的馏程上看，不稳定石脑油与柴油有部分重叠，从表3物料平衡数据也可以看出，石脑油收率约为1.10%低于设计值1.58%，部分石脑油进入柴油造成重整料的浪费。因此，优化硫化氢汽提塔操作来提高石脑油收率还有一定的空间。

表3 主要产品性质

3 装置大比例掺炼催化柴油运行分析

3.1 装置原料比例变化对反应器温升的影响

装置第一周期运转至1 022天负荷率在70%~80%，总体上原料中减压渣油∶混合蜡油∶催化柴油为20∶50∶30。开工后50天，减压渣油比例达到40%，由于下游1#催化裂化装置（DCC）受原料残炭限制，之后减渣比例大部分时间为10%~30%。其间为考验装置高掺渣下催化剂性能，在720~780天期间减渣比例提高至40%以上。

装置在运转14天后掺入催化柴油，掺炼比例为23%，R-1101温升由掺炼前的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温升变化不明显。为维持R-1101适当温升和R-1102冷氢控制阀在60%的情况下，将反应加热炉出口温度降至320℃。40天后催化柴油比例提高到30%以上，R-1102和R-1103温升分别上升至18.3℃和20.5℃，并且呈现温升向R-1103转移的现象，R-1102和R-1103入口的冷氢阀位在60%~70%。运行至210天左右，催化柴油比例最高达到44%，R-1103温升上升至28.5℃，R-1103冷氢阀开到80%以上，继续降低反应加热炉出口温度。周期内各反应器温升情况见图2。

图2 第一周期反应器温升变化

该周期催化柴油比例基本在10%~35%，平均为27%，掺炼比例为同类装置最高。反应温度较低的情况下温升高，装置的氢耗也高，平均化学氢耗达到了1.93%，比设计1.46%高0.47百分点。

3.2 反应器的BAT和CAT

催化剂床层平均温度（CAT）以及各反应器的BAT变化情况如图3所示，从开工至50天左右由于渣油加氢催化剂初期的快速积碳失活，各反应器BAT均快速提升，R-1101、R-1102、R-1103和R-1105的BAT分别为340.1℃、348.2℃、356.0℃和358.9℃，CAT为352℃，比设计初期反应温度低，50天之后反应温度进入平稳阶段，截至1 022天，R-1101、R-1102、R-1103和R-1105的BAT分别为374℃、375℃、377℃和383℃，CAT为382℃，周期内，相对于50天左右进入稳定期的CAT，至1 022天CAT变化平均速率为0.926℃/月。

图3 第一周期反应温度变化

3.3 反应器径向温差

第一周期各反应器催化剂床层最大径向温差变化情况如图4所示，4个反应器的最大径向温差均较小，其中R-1101运转至40天为5.67℃，其他反应器基本在3℃以下。分析这与原料油减渣比例低而催化柴油比例高降低油品黏度，采用高效反应器分配盘技术，采取较高氢油比运行模式从而强化了反应器物流分配效果有关。

图4 第一周期反应器径向温差变化

3.4 反应系统压降

第一周期反应器压降变化如图5所示，从开工运行至500天左右，压降在1.50 MPa左右，之后氢油比按低限控制，压降下降至1.35 MPa左右，目前反应系统压降在1.45 MPa左右，说明R-1101的压降控制较好。

图5 第一周期反应系统压降变化

3.5 装置综合能耗

装置能耗见表5，从中可以看出在开工初期能耗为25.34 kgEO/t，通过优化反应系统氢油比、降低分馏塔进料加热炉出口温度等工艺参数，提高液力透平、无级调量系统机组平稳运行率等一系列节能优化措施，装置能耗有所下降，中期标定能耗为21.72 kgEO/t，比设计值25.74 kgEO/t低4.02个单位。

表5 装置综合能耗

和同类装置相比掺炼催化柴油比例大，电耗和燃料气单耗相对高，热高分气相需要更大的冷却负荷，分馏系统抽出柴油需要消耗更多的燃料气，中期标定能耗占比达到了29.29%；补充氢压缩机由两台两级压缩机串联布置，一部分氢源来自1.0 MPa管网，一部分为4.0 MPa外供高纯氢，相对于全部使用4.0 MPa管网氢气，电耗增加10.61%。表明装置能耗和加工方案、依托的公用工程系统等因素相关性极大，该装置存在较大的优化空间。

4 装置存在问题及改进措施

4.1 原料油自动反冲洗过滤器冲洗频繁

该装置原料油自动反冲洗过滤器SR-1101为5台过滤罐并列，设置有一台氮气罐，通过自力式调节阀控制压力在0.65~0.85 MPa，属于氮气辅助反冲洗型式，装置开工运行初期，在原料油性质和流量稳定的情况下，20~70 min差压就超过200 kPa，启动一次反冲洗，严重时装置被迫部分循环降低处理量，给装置安全平稳运行带来很大影响。通过现场检查冲洗过程和开盖检查滤芯情况，发现存在两方面问题，一是原料油升压泵P-1101出口压力比柴油抽出泵P-1204出口压力高，在过滤器浸泡程序中柴油不能进入过滤器中，反冲洗效果差；二是在反冲洗频繁时，氮气罐的压力在第二次反冲洗启动前未恢复到0.60 MPa以上，爆破反吹时能量不足，反洗不充分。

针对浸泡油未能进入过滤器的问题，通过开大P-1101反罐阀门降低泵出口压力，观察P-1204出口流量变化确保浸泡油进入过滤器确保浸泡效果；将催化裂化装置高压燃料气引至氮气罐自力式阀门之后，确保了反冲洗压力。通过以上两项措施的实施，原料油自动反冲洗过滤器的反冲洗频次约为50~90 min，反冲洗频繁的问题基本得到改善，但与同类装置相比效果较差，分析原因为氮气辅助反冲洗型式——比列管式液相反冲洗能量低，用于高黏度的渣油加氢原料过滤适用性不佳。

4.2 循环氢脱硫塔带液问题

该周期装置运行至360天左右，循环氢压缩机入口分液罐D-1108出现大量带液，循环氢脱硫塔气相被迫改旁路操作，严重危及到循氢机的安全运行。分析主要原因：一是溶剂再生单元活性炭过滤器出口滤网破损，大量活性炭粉末进入胺液系统，促进了胺液的发泡性能，从现场的胺液外观来看颗粒物含量高；二是循环氢脱硫塔入口分液罐D-1109分液操作执行不好，有烃类带入循环氢脱硫塔；三是该装置使用重整氢循环氢纯度低导致循环氢流量大，较大的气相负荷造成循环氢脱硫塔塔板雾沫夹带率上升。

针对胺液中颗粒物，通过胺液在线过滤措施将贫液中的活性炭颗粒物布袋过滤处理，装置内胺液颜色由灰黑色变为浅黄透明；对循环氢脱硫塔分液罐D-1109由不定时分液改为每日定时分液；优化氢气系统提高PSA提纯氢的使用量，保证循环氢纯度不降低的情况下，减少循环氢流量，降低循环氢脱硫塔气相负荷。以上三项措施实施后，循环氢压缩机入口分液罐未再出现带液的情况。

5 结论

装置第一周期运行以大比例掺炼催化柴油、低掺渣为主要特点，生产运行情况表明，催化剂杂质脱除率性能优异，活性和稳定性好。渣油加氢装置大比例掺炼催化柴油对改善原料性质、反应器径向温差和压降控制有益，有利于装置长周期运行。高比例掺炼催化柴油，虽存在装置能耗高、氢耗高的问题，但对解决催化柴油的出路提供了一条有效的途径。