高壓加氫裂化裝置增產(chǎn)噴氣燃料技術(shù)改造及實(shí)施效果

于 會 泳

(中國石化北京燕山分公司，北京 102500)

高壓加氫裂化裝置增產(chǎn)噴氣燃料技術(shù)改造及實(shí)施效果

于 會 泳

(中國石化北京燕山分公司，北京 102500)

中國石化北京燕山分公司(簡稱北京燕山分公司)2.0 Mta高壓加氫裂化裝置第一生產(chǎn)周期采用RN-32RHC-1組合催化劑，噴氣燃料收率為19.39%，為增產(chǎn)噴氣燃料第二生產(chǎn)周期更換為RN-32VRHC-3組合催化劑，噴氣燃料收率為29.71%，提高了約10百分點(diǎn)，但與設(shè)計值31.97%相差較大。針對上述問題，北京燕山分公司通過對催化劑性能和裝置標(biāo)定數(shù)據(jù)進(jìn)行分析，發(fā)現(xiàn)主要是因?yàn)檗D(zhuǎn)化深度提高后裝置低壓分離系統(tǒng)和分餾系統(tǒng)能力不足，無法保證裝置在高轉(zhuǎn)化深度下運(yùn)行以及噴氣燃料徹底分離。因此，確定對高低壓分離系統(tǒng)配套儀表和分餾系統(tǒng)塔盤內(nèi)件進(jìn)行相應(yīng)改造。改造后，噴氣燃料平均收率為30.67%，接近設(shè)計要求，達(dá)到增產(chǎn)噴氣燃料的目的。

加氫裂化 噴氣燃料 技術(shù)改造 實(shí)施效果

目前，噴氣燃料在北京市場上具有價格優(yōu)勢，多產(chǎn)噴氣燃料可以顯著提高煉油企業(yè)的經(jīng)濟(jì)效益。中國石化北京燕山分公司(簡稱北京燕山分公司)2.0 Mta高壓加氫裂化裝置是由中國石化工程建設(shè)公司設(shè)計，設(shè)計加工原料為常減壓蒸餾裝置的直餾蠟油和焦化蠟油的混合原料，其中焦化蠟油的摻煉比例不高于16%，主要產(chǎn)品為石腦油、噴氣燃料、柴油及尾油(優(yōu)質(zhì)的蒸汽裂解制乙烯原料)。為實(shí)現(xiàn)增產(chǎn)噴氣燃料的目標(biāo)，裝置于2010年5月將催化劑更換為中國石化石油化工科學(xué)研究院(簡稱石科院)開發(fā)的芳烴飽和能力強(qiáng)的RN-32V及兼顧噴氣燃料選擇性和尾油質(zhì)量的RHC-3組合催化劑，更換催化劑后噴氣燃料收率有所增加，但與預(yù)期偏差較大。針對上述問題，北京燕山分公司通過對催化劑性能和裝置標(biāo)定數(shù)據(jù)進(jìn)行分析，并確定進(jìn)行相應(yīng)改造方案。本文主要介紹北京燕山分公司2.0 Mta高壓加氫裂化裝置增產(chǎn)噴氣燃料技術(shù)改造方案及實(shí)施效果。

1 增產(chǎn)噴氣燃料催化劑性能

北京燕山分公司加氫裂化裝置于2007年6月19日首次投料試車成功，第一生產(chǎn)周期采用石科院開發(fā)的RN-32RHC-1組合催化劑，按尾油生產(chǎn)方案進(jìn)行控制，噴氣燃料收率為19.39%，為了提高噴氣燃料收率，第二生產(chǎn)周期于2010年5月更換為石科院開發(fā)的RN-32VRHC-3組合催化劑，兼顧生產(chǎn)噴氣燃料和優(yōu)質(zhì)的尾油[1-2]。加氫裂化催化劑RHC-3與RHC-1的性能對比見表1和表2。噴氣燃料選擇性定義為：產(chǎn)品噴氣燃料收率占輕、重石腦油及噴氣燃料收率總和的比率。由表1可見，在相同轉(zhuǎn)化率下，RHC-3催化劑的裂化活性略高于RHC-1催化劑(裂化反應(yīng)溫度低1.4 ℃)，且RHC-3催化劑的噴氣燃料選擇性較高。由表2可見，與RHC-1催化劑相比，應(yīng)用RHC-3催化劑得到的產(chǎn)品質(zhì)量更優(yōu)，在大于350 ℃餾分轉(zhuǎn)化率同為65%的條件下，噴氣燃料煙點(diǎn)高1.6個單位，尾油BMCI值低0.7個單位，尾油鏈烷烴質(zhì)量分?jǐn)?shù)高3百分點(diǎn)。因此，RHC-3為更適宜的兼產(chǎn)噴氣燃料和優(yōu)質(zhì)尾油的加氫裂化催化劑[3]。

表1 RHC-1和RHC-3催化劑活性及噴氣燃料選擇性

1) 大于350 ℃餾分轉(zhuǎn)化率為65%。表2同。

表2 RHC-1和RHC-3催化劑上主要產(chǎn)品質(zhì)量對比

2 工業(yè)應(yīng)用效果及存在的問題

2.1 RHC-3催化劑多產(chǎn)噴氣燃料應(yīng)用效果

為了考核催化劑性能和各設(shè)備單元運(yùn)行性能，開工后1個月對裝置進(jìn)行了標(biāo)定。標(biāo)定設(shè)計了兩個方案，方案一為滿負(fù)荷標(biāo)定；方案二為最大量生產(chǎn)噴氣燃料方案，需達(dá)到較高的轉(zhuǎn)化深度，受裝置當(dāng)時條件所限，降低裝置的加工總負(fù)荷至90%。標(biāo)定期間反應(yīng)系統(tǒng)主要操作條件見表3，標(biāo)定原料及主要產(chǎn)品收率和性質(zhì)見表4。從表3和表4可以看出：①在裝置負(fù)荷100%、裂化反應(yīng)溫度378.0 ℃的條件下，噴氣燃料收率提高至26.72%，但與設(shè)計值(31.97%)相比，低5.25百分點(diǎn)；②在裝置負(fù)荷90%、裂化反應(yīng)溫度381.5 ℃的條件下，噴氣燃料收率提高至29.71%，與第一周期使用尾油型催化劑(RN-32RHC-1)相比，在轉(zhuǎn)化深度較高的條件下，噴氣燃料收率由19.39%提高至29.71%，提高了約10百分點(diǎn)，但與設(shè)計值31.97%相差較大，仍比設(shè)計值低2.26百分點(diǎn)；③RN-32VRHC-3組合催化劑得到的各產(chǎn)品質(zhì)量優(yōu)良，但重石腦油的終餾點(diǎn)為166～167 ℃，柴油餾分50%餾出溫度為268～276 ℃，而噴氣燃料的實(shí)際切割點(diǎn)為145～270 ℃，可見噴氣燃料與重石腦油和柴油餾分重疊較為嚴(yán)重，分餾效果差。由此可見，噴氣燃料收率偏低的主要原因在于柴油餾分中有50%的組分與噴氣燃料組分重疊，這反映出分餾塔切割精度較低，導(dǎo)致重疊組分分離效果差。另外，裝置在高轉(zhuǎn)化率運(yùn)行下，出現(xiàn)冷低壓分離器減壓量不足、硫化氫汽提塔超壓、分餾塔噴氣燃料抽出量受限和塔頂負(fù)荷增大等問題。

表3 標(biāo)定期間反應(yīng)系統(tǒng)主要操作條件

表4 標(biāo)定原料及主要產(chǎn)品收率和性質(zhì)

2.2 高、低壓分離單元存在的問題

標(biāo)定期間，裂化反應(yīng)轉(zhuǎn)化深度深，輕、重石腦油收率增加至29.45%。原設(shè)計冷低壓分離器液控閥開度在30%左右，流量為65 th，而此次高轉(zhuǎn)化率條件下，冷低壓分離器液相減壓閥開度超過80%，冷低壓分離油流量最高為89.6 th。而裝置原設(shè)計流量按照65 th控制，提高轉(zhuǎn)化率后，已明顯超出裝置設(shè)計上限，需將冷低壓分離油流量控制閥進(jìn)行更換，并擴(kuò)大其相應(yīng)孔板流量計量程，避免噴氣燃料產(chǎn)量的提高幅度受限。

2.3 硫化氫汽提塔與吸收穩(wěn)定系統(tǒng)存在的問題

裂化反應(yīng)轉(zhuǎn)化深度提高后，氣體產(chǎn)品收率明顯增加，分餾系統(tǒng)出現(xiàn)硫化氫汽提塔嚴(yán)重超壓和吸收解析塔運(yùn)行效果差的問題。標(biāo)定期間，由于氣相組分增加，塔頂壓力由正常控制壓力0.75 MPa升高至0.9 MPa，氣相流量已達(dá)到該表量程上限。硫化氫分餾塔壓力過高會造成塔釜汽提蒸汽無法正常注入，對裝置安全運(yùn)行存在風(fēng)險。此外，輕烴外送流程表量程偏小，無法滿足汽提塔塔頂回流罐液位控制要求。同時，標(biāo)定期間的干氣量增大還造成輕烴回收系統(tǒng)氣相負(fù)荷升高，吸收解吸塔壓差增大，干氣吸收解吸效果較差，干氣脫硫胺液帶烴發(fā)泡。

2.4 分餾塔部分存在的問題

3 增產(chǎn)噴氣燃料技術(shù)改造

3.1 高壓、低壓分離部分

加氫裂化裝置采用熱、冷高壓分離流程，反應(yīng)產(chǎn)物攜帶熱量需與原料換熱和高壓空冷器進(jìn)行冷卻，所以可以判斷高壓空冷器冷卻負(fù)荷將制約反應(yīng)轉(zhuǎn)化深度的提高。更換RN-32VRHC-3催化劑后，冷低壓分離油流量增加至89.6th，經(jīng)過高壓空冷器和冷低壓分離單元的物流量較上周期運(yùn)行數(shù)據(jù)相比增加37.8%。經(jīng)過設(shè)計核算確定，冷低分油分液罐的輕油調(diào)節(jié)閥通過量無法滿足要求，需將低壓分離調(diào)節(jié)閥的最大減油量由85 th擴(kuò)大到130 th。同時，通過核算高壓空冷器確定現(xiàn)運(yùn)行工況已超過原負(fù)荷設(shè)計值，冷卻負(fù)荷不足，但由于空冷器的現(xiàn)場施工難度較大，改造空冷器流程極易造成設(shè)備偏流，所以增產(chǎn)噴氣燃料改造中未對空冷器進(jìn)行改造。

3.2 硫化氫汽提塔與吸收穩(wěn)定部分

裂化反應(yīng)轉(zhuǎn)化深度提高后，冷低壓分離油流量增大，導(dǎo)致硫化氫汽提塔塔頂負(fù)荷增加，該塔的分離精度下降，增加了下游吸收解吸塔的負(fù)荷。轉(zhuǎn)化深度提高后硫化氫汽提塔及吸收解吸塔操作條件見表5。從表5可以看出，轉(zhuǎn)化深度提高導(dǎo)致硫化氫汽提塔和吸收解吸塔負(fù)荷增大，影響裝置平穩(wěn)運(yùn)行。針對以上問題，本次改造的主要內(nèi)容為：①更換硫化氫汽提塔30層塔盤中的第27層至30層塔盤，更換吸收解吸塔52層塔盤中的第28層至52層塔盤，采用大開孔率結(jié)構(gòu)；②硫化氫汽提塔塔頂回流泵更換葉輪，泵的輸送能力由100 th提高到170 th；③核算硫化氫汽提塔塔頂氣量增加近2倍，更換氣相孔板及調(diào)節(jié)閥，同時更換液相孔板，氣相流量標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài)由3 200 m3h擴(kuò)大到6 000 m3h，液化氣流量由14 000 kgh擴(kuò)大到17 000 kgh；④硫化氫汽提塔塔底汽提蒸汽線更換蒸汽孔板及調(diào)節(jié)閥，汽提能力由2 500 kgh提高到4 500 kgh。

表5 轉(zhuǎn)化深度提高后硫化氫汽提塔及吸收解吸塔操作條件

3.3 分餾塔及噴氣燃料外送流程

按增產(chǎn)噴氣燃料方案提高轉(zhuǎn)化深度后，主分餾塔塔頂負(fù)荷增加47%，塔內(nèi)件需要改造，否則只能滿足初期的90%、末期的80%的負(fù)荷。另外，噴氣燃料產(chǎn)品產(chǎn)量增大，原外送流程輸送能力不能滿足新生產(chǎn)要求。本次改造的主要內(nèi)容為：①產(chǎn)品分餾塔的48層塔盤中更換第19層至48層塔內(nèi)件；②分餾塔塔頂回流泵更換，輸送能力由56 th提高到187 th；③噴氣燃料汽提塔內(nèi)8層塔盤全部更換；④更換噴氣燃料汽提塔抽出線孔板、控制閥；⑤噴氣燃料外送泵更換，相應(yīng)孔板、流控閥更換，單臺泵的輸送能力由39 th提高到106 th。

4 技術(shù)改造效果

加氫裂化裝置于2013年7月進(jìn)行裝置檢修，并借此完成了裝置增產(chǎn)噴氣燃料技術(shù)改造。檢修期間同時進(jìn)行催化劑的再生和裝填。為進(jìn)一步驗(yàn)證催化劑使用性能和裝置改造效果，于2013年12月9日、10日進(jìn)行裝置的標(biāo)定。

4.1 噴氣燃料產(chǎn)率

標(biāo)定期間反應(yīng)部分的工藝參數(shù)見表6，物料平衡見表7，汽提塔和分餾塔的工藝參數(shù)見表8。由表6～表8可見：在反應(yīng)條件與設(shè)計值相當(dāng)?shù)那闆r下，加氫裂化裝置標(biāo)定期間共加工原料油11 599 t；液化氣平均收率為2.75%；輕石腦油平均收率為5.73%；重石腦油平均收率為18.10%；噴氣燃料平均收率為30.67%，接近設(shè)計要求，達(dá)到增產(chǎn)噴氣燃料的目的；柴油平均收率為3.75%；尾油平均收率為37.88%；裝置改造后運(yùn)行正常，產(chǎn)品分布合理。另外，硫化氫汽提塔和分餾塔的主要運(yùn)轉(zhuǎn)參數(shù)也符合改質(zhì)預(yù)期，其中汽提塔的汽提蒸汽量增加至3 200 kgh，塔壓維持在正常的范圍內(nèi)。

表6 標(biāo)定期間反應(yīng)部分的工藝參數(shù)

表7 標(biāo)定期間的物料平衡

1) 工業(yè)標(biāo)定時補(bǔ)充氫純度較低，因此表現(xiàn)為氫耗較高。

表8 標(biāo)定期間汽提塔和分餾塔的工藝參數(shù)

4.2 產(chǎn)品質(zhì)量

產(chǎn)品中重石腦油、噴氣燃料、柴油及尾油性質(zhì)見表9～表12。由表9～表12可見：重石腦油餾分硫質(zhì)量分?jǐn)?shù)小于0.5 μgg，氮質(zhì)量分?jǐn)?shù)小于0.2 μgg，滿足重整裝置催化劑對進(jìn)料的要求，芳烴潛含量為50.4%～52.1%，是優(yōu)良的重整裝置原料[4]；噴氣燃料餾分的煙點(diǎn)為27.2～27.4 mm，冰點(diǎn)小于-50 ℃，滿足3號噴氣燃料性質(zhì)的要求；尾油的BMCI值為9.8左右，是優(yōu)良的蒸汽裂解制乙烯原料。

表9 重石腦油餾分的性質(zhì)

表10 噴氣燃料餾分的性質(zhì)

表11 柴油餾分的性質(zhì)

表12 尾油產(chǎn)品的性質(zhì)

4.3 裝置運(yùn)行情況

裝置改造后開工初期精制催化劑平均床層溫度及裂化催化劑平均床層溫度提溫曲線見圖1。從圖1可以看出：開工后第1個月為催化劑初活階段，而催化劑活性平穩(wěn)后，精制反應(yīng)器平均溫度控制在378～392 ℃之間，催化劑失活速率為0.58 ℃月(1月按30天計，下同)；裂化反應(yīng)器平均溫度在373～395 ℃左右，催化劑失活速率為0.92 ℃月，催化劑性能優(yōu)良。

圖1 精制和裂化反應(yīng)器平均床層溫度變化情況

5 結(jié) 論

[1] 趙廣樂，趙陽，毛以朝，等.加氫裂化催化劑RHC-3在高壓下的反應(yīng)性能研究與工業(yè)應(yīng)用[J].石油煉制與化工，2012，43(7)：8-11

[2] 孔健，楊有亮，閆博，等.增產(chǎn)噴氣燃料和尾油加氫裂化技術(shù)在2.0 Mta高壓加氫裂化裝置的工業(yè)應(yīng)用[J].石油煉制與化工，2012，43(9)：53-57

[3] 李立權(quán).加氫裂化裝置操作指南[M].北京：中國石化出版社，2010：72

[4] 李大東.加氫催化劑工藝與工程技術(shù)[M].北京：中國石化出版社，2003：782

TECHNICAL REVAMPING OF HYDROCRACKING UNIT FOR INCREASING JET FUEL AND IMPLEMENTATION EFFECT

Yu Huiyong

(SINOPECYanshanCompany，Beijing102500)

The jet fuel yield of hydrocracking unit with 2.0 Mta capacity of SINOPEC Yanshan Co.，using RN-32RHC-1 composite catalyst，was only 19.35% in the first cycle. To produce more jet fuel in the second cycle，the catalyst was replaced by RN-32VRHC-3 catalyst system，resulting in 29.71% of jet fuel，still less than the design target of 31.97%.The catalyst performance and operation calibration data were then analyzed. The results found that the main reasons for lower yield of jet fuel were the ability shortages of low pressure separation system and product fractionating tower，leading to poor operation at high conversion rate and separation effect. In view of the above analysis，the controlling instrument of high and low pressure separation system and fractionation system tray were revamped. After revamping，the average yield of jet fuel reaches 30.67%，close to the design requirement.

hydrocracking； jet fuel； technical revamping； implementation effect

2016-02-15； 修改稿收到日期： 2016-03-23。

于會泳，高級工程師，從事工藝技術(shù)管理工作。

于會泳，E-mail：yuhuiyong.yssh@sinopec.com。