涂連濤 張治軍 關(guān)創(chuàng)

中國石油獨山子石化分公司

獨山子石化千萬噸煉油及百萬噸乙烯工程于2009年8月建成投產(chǎn)，同時,原有22×104t/a小乙烯裝置維持運行，煉油能力為1 000×104t/a，設(shè)計為大小乙烯(合計122×104t/a)提供部分裂解原料，主要包括：丙烷、液化氣、加氫輕石腦油、芳烴抽余油、加氫石腦油、直餾石腦油、加氫尾油等。外購乙烯原料主要包括：油田輕烴、液化氣、周邊煉廠液化氣、拔頭油、抽余油以及進口液化氣。2016年以來，受原油資源制約，獨山子原油加工負荷維持在73%左右，約730×104t/a，乙烯生產(chǎn)效益好，裂解裝置滿負荷生產(chǎn)。如何優(yōu)化乙烯原料、最大限度地發(fā)揮煉化一體化優(yōu)勢，成為“十三五”期間公司提質(zhì)增效的重要課題。

乙烯原料的選擇是一個重大技術(shù)經(jīng)濟問題[1]。原料對乙烯生產(chǎn)的影響綜合反映在乙烯生產(chǎn)成本上，乙烯原料的優(yōu)劣對乙烯裝置的能耗、物耗、成本有重要的影響。乙烯裝置使用輕質(zhì)、優(yōu)質(zhì)的原料，乙烯收率高，分離流程相對簡單，設(shè)備投資少，運轉(zhuǎn)周期長，物耗、能耗低，操作費用低。我國輕質(zhì)油資源相對缺乏，在乙烯原料輕質(zhì)化、優(yōu)質(zhì)化的同時，必須兼顧多樣化，充分利用煉廠、油田以及乙烯廠自身各種資源，拓寬乙烯原料來源。

PONA是表征乙烯原料裂解性能的重要指標，不同族烴類裂解性能順序是：烷烴>環(huán)烷烴>單環(huán)芳烴>多環(huán)芳烴[2]。直鏈烷烴乙烯收率最高，支鏈烷烴熱裂解容易生成丙烯，環(huán)烷烴容易生成芳烴，芳烴容易生成重質(zhì)芳烴甚至結(jié)焦[3]。烯烴在裂解過程中會生成乙炔和焦炭，焦炭會導致裂解爐爐管結(jié)焦加快，乙炔會導致下游聚合催化劑中毒。我國乙烯原料石腦油占比約為50%[4]，目前，國內(nèi)對石腦油做乙烯原料的規(guī)格沒有制定統(tǒng)一標準，一般要求石腦油中烷烴質(zhì)量分數(shù)不小于65%，芳烴質(zhì)量分數(shù)不大于10%，但在原油劣質(zhì)化及減油增化的背景下，上述要求已不能作為石腦油是否適合做乙烯原料的判斷標準，各企業(yè)只能根據(jù)實際情況進行判斷，如國內(nèi)某企業(yè)制定的石腦油質(zhì)量標準要求烷烴質(zhì)量分數(shù)不小于65%[1]，烯烴質(zhì)量分數(shù)不大于1%，對芳烴沒有要求。在生產(chǎn)過程中，PONA常用于表征石腦油裂解性能，相關(guān)指數(shù)或芳烴指數(shù)BMCI(U.S.bureau of mines correlation index,簡稱BMCI)值常用于表征柴油、重柴油以及加氫尾油的裂解性能，是重質(zhì)油裂解性能評價的一個重要參數(shù)。BMCI值越小，烷基性越強，裂解性能越好，乙烯收率越高。獨山子石化制定的尾油BMCI值指標為≤15。

獨山子乙烯原料直餾石腦油占比45%，加氫尾油占比19%，是乙烯原料中占比最大的兩部分，因此，對影響直餾石腦油和加氫尾油裂解性能的因素進行分析，然后制定生產(chǎn)優(yōu)化措施。為進一步拓寬乙烯原料來源，研究從煉廠干氣回收C2+組分(包括C2、C3、C4)。

1 影響直餾石腦油PONA的因素分析

1.1 原油性質(zhì)

獨山子石化千萬噸煉油及百萬噸乙烯工程設(shè)計加工進口哈薩克斯坦庫姆科爾原油，該原油為石蠟基含硫輕質(zhì)原油。目前，實際加工進口油占76%，瑪湖油占16%，牙哈油占8%。2017年，中哈管道俄油比例開始上升，最高接近100%，目前約90%。按照關(guān)鍵餾分分類(第一關(guān)鍵餾分250～275 ℃，第二關(guān)鍵餾分395～425 ℃)，俄油、瑪湖油屬于中間基，和哈油相比，密度、芳烴質(zhì)量分數(shù)都明顯偏高，對生產(chǎn)乙烯原料不利。牙哈油按關(guān)鍵餾分分類屬石蠟基原油，但牙哈油屬于油田凝析油，>250 ℃餾分質(zhì)量分數(shù)僅占40%，因此，按照關(guān)鍵餾分分類法，不能真實反映<250 ℃餾分的屬性。牙哈油石腦油餾分鏈烷烴、環(huán)烷烴質(zhì)量分數(shù)較低，芳烴質(zhì)量分數(shù)高，不適合生產(chǎn)乙烯原料。原油性質(zhì)不同，則切割得到直餾石腦油的烴族組成PONA也會有差異，進口油、牙哈油、瑪湖油分析數(shù)據(jù)見表1。

由表1可知，進口油石腦油餾分正構(gòu)烷烴和環(huán)烷烴質(zhì)量分數(shù)高，瑪湖油石腦油餾分異構(gòu)烷烴質(zhì)量分數(shù)高，牙哈油石腦油餾分芳烴質(zhì)量分數(shù)高；進口油石腦油餾分裂解乙烯收率高，牙哈油石腦油餾分裂解乙烯收率低；進口油和瑪湖油石腦油餾分裂解丙烯收率接近，牙哈油石腦油餾分裂解丙烯收率低。

表1 3種原油石腦油餾分收率、族組成及模擬裂解收率對比%油種取樣時間石腦油餾分(HK-200 ℃)質(zhì)量收率族組成質(zhì)量分數(shù)模擬裂解質(zhì)量收率正構(gòu)烷烴異構(gòu)烷烴環(huán)烷烴芳烴乙烯丙烯雙烯進口油2017-0826.0629.2131.4727.1312.1928.0611.4239.482018-0126.5228.9430.9928.0712.0027.2012.2439.44牙哈油2017-0946.2627.2125.1423.2324.3424.1210.0834.212018-0448.3725.5424.9723.2226.2723.989.6133.59瑪湖油2017-0717.2424.7338.7123.4113.1426.9411.2838.222018-0319.8523.8534.8525.5615.2526.6811.0737.75

1.2 石腦油切割點

2019年2月，對進蒸餾裝置混合原油按不同切割點進行切割，分析不同切割點石腦油的鏈烷烴、環(huán)烷烴、芳烴質(zhì)量分數(shù)，結(jié)果見圖1。

由圖1可知，直餾石腦油干點越高，鏈烷烴、環(huán)烷烴質(zhì)量分數(shù)越低，芳烴質(zhì)量分數(shù)越高。直餾石腦油干點正?？刂圃?95～205 ℃，原油性質(zhì)是動態(tài)變化的，直餾石腦油每周取樣分析PONA，生產(chǎn)過程根據(jù)原油性質(zhì)變化及時調(diào)整直餾石腦油切割點，確保鏈烷烴質(zhì)量分數(shù)不小于60%。乙烯原料充足時，直餾石腦油干點按195 ℃控制。

2 影響加氫尾油BMCI值的因素分析

2015年大修前，尾油BMCI值約為6。大修后，尾油BMCI值上升至10左右。2017年，尾油BMCI值再次大幅上升，最高達到18。以下對可能影響尾油BMCI值的因素進行分析。

2.1 加氫裂化催化劑

2015年大修前，精制劑為UF型，裂化劑為DHC型；2015年大修精制劑更換為KF型，裂化劑更換為HC型。UF型精制劑芳烴飽和能力強，DHC型裂化劑芳烴飽和、開環(huán)能力強，因此，該催化劑級配降低尾油密度效果較好。而2015年大修更換的KF型、HC型催化劑相應(yīng)的芳烴飽和、開環(huán)能力較差。大修換劑后，在重柴油和尾油切割點未調(diào)整的情況下，尾油平均沸點維持375 ℃不變，尾油標準密度由0.819 g/cm3升至0.827 g/cm3，根據(jù)BMCI值定義式計算(見式(1))[5]，尾油BMCI值上升3.8個單位。

(1)

(2)

2.2 加氫裂化原料性質(zhì)

自2017年1月開始，獨山子加工進口原油俄油比例上升，哈油比例下降，3月底和10月底俄油比例均接近100%。根據(jù)原油評價數(shù)據(jù)，哈薩克斯坦庫姆科爾油蠟油Ⅰ餾分芳碳比例CA值(芳香環(huán)上的碳數(shù)占原油分子總碳數(shù)的百分比)為2.58%，俄油蠟油Ⅰ餾分CA值為17.52%，俄油蠟油Ⅰ餾分芳碳比例明顯偏高。2016年6月-2017年10月，加氫裂化混合原料油和尾油標準密度變化趨勢見圖2。

由圖2可知，加氫裂化尾油和混合原料油標準密度變化趨勢基本一致。2017年1月，混合原料油標準密度開始上升，由0.880 g/cm3逐步升至0.900 g/cm3，峰值分別對應(yīng)3月底和10月底。同期，尾油標準密度由0.827 g/cm3升至0.836 g/cm3，尾油平均沸點375 ℃，計算BMCI值上升4.3個單位。

2.3 摻煉催化柴油

2016年，加氫裂化裝置開始摻煉催化柴油，摻煉量最高達17 t/h。根據(jù)生產(chǎn)數(shù)據(jù)，摻煉催化柴油每增加4 t/h，尾油BMCI值上升約0.1個單位。因此，摻煉催化柴油對尾油BMCI值影響不大。催化柴油干點336 ℃，尾油初餾點280 ℃，根據(jù)催化柴油D86餾程分析，280～336 ℃餾分段體積分數(shù)占30%，這一段催化柴油經(jīng)裂化反應(yīng)后部分生成小于280 ℃的餾分。催化柴油經(jīng)反應(yīng)和分餾后主要進入重柴油及以上輕產(chǎn)品。因此，即使催化柴油芳烴質(zhì)量分數(shù)達到60%左右，也不會對尾油BMCI值造成大的影響。

2.4 尾油切割點

2017年8月，為緩解乙烯原料不足的矛盾，最大量地生產(chǎn)尾油，加氫裂化裝置調(diào)整分餾塔操作，將部分重柴油壓入尾油，導致尾油變輕，尾油質(zhì)量收率由35.1%升至38.8%，尾油量由82.5 t/h升至91.1 t/h，尾油平均沸點從375 ℃降至最低335 ℃，計算BMCI值上升4.6個單位，BMCI值最高達到18，超出工藝指標。為了在降低BMCI值的同時兼顧尾油產(chǎn)量，將尾油平均沸點恢復至355 ℃左右，BMCI值仍達不到工藝指標，必須調(diào)整裂化反應(yīng)溫度，才能將BMCI值控制在15以內(nèi)。

2.5 裂化反應(yīng)溫度

裂化反應(yīng)溫度提高，有利于開環(huán)裂化，降低尾油密度，從而降低尾油BMCI值。2017年8月，裂化反應(yīng)平均溫度從391.6 ℃逐步升至395 ℃，氫耗(0 ℃，101.325 kPa)由238 m3/t原料上升至266 m3/t原料，尾油平均沸點355 ℃，尾油標準密度由0.836 g/cm3降至0.830 g/cm3，尾油BMCI值下降2.4個單位，達到13.8。因轉(zhuǎn)化率提高，尾油質(zhì)量收率由37.4%降至36.3%，尾油量由87.9 t/h降至85.3 t/h。

3 乙烯原料優(yōu)化措施

3.1 優(yōu)化原油摻煉比例

按照目前進口油、瑪湖油、牙哈油石腦油餾分PONA及模擬裂解產(chǎn)物收率情況，進口油較好，瑪湖油居中，牙哈油最差?，敽偷娜秉c是石腦油餾分收率較低(見表1)，進口油的缺點是硫含量高、酸值高，硫質(zhì)量分數(shù)1.1%～1.6%，酸值0.5～0.7 mg KOH/g。蒸餾裝置設(shè)計按原油中硫質(zhì)量分數(shù)≤1%、酸值<0.5 mg KOH/g進行設(shè)備選材。因此，在滿足設(shè)計限值的前提下，增加進口油摻煉比例、降低瑪湖油和牙哈油摻煉比例，有利于乙烯原料生產(chǎn)。另外，從原油購入成本考慮，進口油價格最低，瑪湖油居中，牙哈油價格最高。因此，增加進口油摻煉比例、降低瑪湖油和牙哈油摻煉比例也有利于提高全廠經(jīng)濟效益。

3.2 加氫裂化裝置更換催化劑

鑒于催化劑類型對尾油性質(zhì)影響較大，對加氫裂化催化劑進行調(diào)研、比選，最終選擇國內(nèi)某公司生產(chǎn)的RN系列精制劑和RHC系列裂化劑，其芳烴飽和及開環(huán)能力均較強，2019年大修時對催化劑進行了更換。在尾油平均沸點為360 ℃的情況下，大修前尾油BMCI值為13左右，大修后尾油BMCI值為9左右，在成品柴油過剩的情況下，可通過加氫裂化分餾塔將部分重柴油壓入尾油，提高尾油產(chǎn)量。

4 乙烯原料增產(chǎn)措施

4.1 優(yōu)化催化柴油加工路線，提高加氫石腦油干點

汽柴油加氫裝置設(shè)計加工焦化汽油、焦化柴油、催化柴油，原料占比分別為21.57%、45.74%和32.69%，精制柴油作為柴油調(diào)和組分，加氫石腦油作為乙烯原料，設(shè)計加氫石腦油干點190 ℃。催化柴油芳烴質(zhì)量分數(shù)約60%，初餾點約為180 ℃，進該裝置加工不利于最大量地生產(chǎn)乙烯原料。近年來，原油加工負荷約73%，催化柴油量只有15×104t/a，結(jié)合降柴汽比工作優(yōu)化催化柴油加工，蠟油加氫裂化裝置摻煉催化柴油10×104t/a，直餾柴油加氫裝置摻煉催化柴油5×104t/a，汽柴油加氫裝置不再加工催化柴油，摻煉部分直餾柴油，焦化汽油、焦化柴油、直餾柴油的原料占比分別為：30%、37%和33%。在裝置加工量為64×104t/a的條件下，將加氫石腦油干點由190 ℃提至230 ℃，加氫石腦油收率增加5.78%，產(chǎn)量增加3.7×104t/a，鏈烷烴質(zhì)量分數(shù)由70%降至66%，仍是優(yōu)質(zhì)的乙烯原料。

4.2 加氫干氣、低分氣、火炬氣回收

煉油新區(qū)共有3套加氫裝置，即：蠟油加氫裂化、直餾柴油加氫、汽柴油加氫。這3套裝置共產(chǎn)生干氣(0 ℃，101.325 kPa，下同)約5 900 m3/h，干氣中氫氣體積分數(shù)為45.2%，C3+輕烴(包括C3、C4、C5及C5以上組分)體積分數(shù)為31.4%，在蠟油加氫裂化裝置內(nèi)進行脫硫處理后，干氣量約5 000 m3/h，其中，氫氣體積分數(shù)為53.4%，C3+輕烴體積分數(shù)為37.2%，排至全廠燃料氣系統(tǒng)供各裝置加熱爐燃燒使用，造成氫氣和輕烴的嚴重浪費。另外，這3套裝置共產(chǎn)生低分氣量約7 000 m3/h，氫氣體積分數(shù)87.26%，直接進PSA進行提純處理，由于其重烴(C4以上)體積分數(shù)較高，超過1.3%，容易造成PSA吸附劑失活。煉油新區(qū)氣柜回收的火炬氣量約2 100 m3/h，氫氣體積分數(shù)為59.43%，C3+輕烴體積分數(shù)為12.94%，含氫氣及C3+輕烴資源較豐富。

2015年，煉油新區(qū)新建干氣低分氣回收單元，配套將煉油新區(qū)氣柜回收的火炬氣改進蠟油加氫裂化裝置干氣脫硫塔脫除酸性氣，為適應(yīng)負荷變化，對干氣脫硫塔塔盤進行更換，脫硫后的干氣(包括火炬氣)和低分氣進入干氣低分氣回收單元，對粗氫、C3+輕烴(液化氣、輕石腦油)進行回收，裝置標定數(shù)據(jù)見表2。

表2 干氣低分氣回收單元標定數(shù)據(jù)序號物料名稱設(shè)計值標定值一原料加工比例/%質(zhì)量流量/(kg·h-1)加工量/(104 t·a-1)加工比例/%質(zhì)量流量/(kg·h-1)加工量/(104 t·a-1)1精制柴油17.252 0001.680.0000.002低分氣16.791 9461.6318.041 6791.413干氣59.066 8465.7574.446 9295.8241.0 MPa 蒸汽6.908000.677.527000.595合 計100.0011 5929.74100.009 308 7.82 二產(chǎn)品產(chǎn)品收率/%質(zhì)量流量/(kg·h-1)產(chǎn)量/(104 t·a-1)產(chǎn)品收率/%質(zhì)量流量/(kg·h-1)產(chǎn)量/(104 t·a-1)1粗氫22.822 1891.8423.122 1521.812液化氣46.994 5073.7943.724 0703.423輕石腦油22.102 1201.7824.062 2401.884含油污水8.337990.677.527000.595輕污油0.0000.001.301210.106柴油17.051 9771.660.0000.007損失0.0000.000.27250.028合 計100.0011 5929.74100.009 3087.82

由表2可知，干氣低分氣單元可回收液化氣3.42×104t/a，輕石腦油1.88×104t/a，二者均作為乙烯原料，合計產(chǎn)量5.30×104t/a。

4.3 蒸餾裝置停運脫乙烷塔

近年來，獨山子石化公司蒸餾裝置加工負荷基本維持在約73%，脫乙烷塔塔頂不凝氣約550 m3/h(0 ℃，101.325 kPa)，對應(yīng)質(zhì)量流量0.88 t/h。典型組成見表3。

由表3可知，脫乙烷塔塔頂不凝氣的主要成分是乙烷和丙烷，C2+組分體積分數(shù)達到95.82%，可回收利用價值高，用作加熱爐燃料氣不經(jīng)濟。

表3 脫乙烷塔塔頂不凝氣典型組成組分體積分數(shù)/%組分體積分數(shù)/%氫氣0.37乙烷31.27氮氣1.22丙烷63.93氧氣0.20丙烯0.28二氧化碳0.11正丁烷0.34硫化氫0.42合計100.00甲烷1.86C2+合計95.82

經(jīng)評估，停運蒸餾裝置脫乙烷塔，增加優(yōu)質(zhì)乙烯原料量，對乙烯液化氣球罐運行及裂解裝置供料無影響，還可使脫乙烷塔塔底重沸器(E-306)、循環(huán)水冷卻器(E-305)能耗降至0。2015年，完成蒸餾裝置停運脫乙烷塔技術(shù)改造，具體工藝流程見圖3，圖中紅色部分為新增流程。在脫乙烷塔進料線上，增加常一線-脫乙烷塔進料換熱器(E-304)和脫乙烷塔(C-302)跨線，直接將液化氣送至液化氣水冷器(E-309)，常一線走脫乙烷塔塔底重沸器(E-306)旁路，為利用常一線多余的熱量，在常一線-脫乙烷塔進料換熱器(E-304)冷源增加低溫水取熱設(shè)施，停運循環(huán)水冷卻器(E-305)。

脫乙烷塔停運后，蒸餾液化氣出裝置增加0.88 t/h，按年運行8 400 h計，增產(chǎn)液化氣0.74×104t/a。

通過實施以上優(yōu)化措施，原油、自產(chǎn)乙烯原料及乙烯、丙烯、雙烯收率變化情況見表4、表5。

由表4、表5可知，優(yōu)化前后進口油摻煉比例增加1.84百分點，牙哈油摻煉比例下降1.39百分點，瑪湖油摻煉比例下降0.45百分點。煉油廠增產(chǎn)乙烯原料措施實施后，自產(chǎn)乙烯原料占原油的比例提高了1.87百分點(相應(yīng)減少的是煉油產(chǎn)品)，乙烯原料自給率提高2.49百分點，主要因為液化氣、加氫輕石腦油、加氫石腦油增產(chǎn)。乙烯原料優(yōu)化后，裂解裝置雙烯收率提高0.34百分點，主要因為加氫裂化裝置更換催化劑后尾油BMCI值下降4個單位，裂解性能變好。

表4 原油、自產(chǎn)乙烯原料變化情況項目優(yōu)化前占原油總量比例/%優(yōu)化后占原油總量比例/%變化/%原油進口油75.8877.72+1.84瑪湖油15.5815.13-0.45牙哈油8.547.15-1.39自產(chǎn)乙烯原料丙烷0.180.180.00液化氣1.271.86+0.58加氫輕石腦油0.540.80+0.26芳烴抽余油0.980.980.00加氫石腦油2.372.92+0.54直餾石腦油24.0124.28+0.27加氫尾油10.3910.61+0.21合計39.7441.61+1.87

表5 乙烯原料自給率及裂解乙烯、丙烯、雙烯收率變化情況項目乙烯原料自給率/%裂解質(zhì)量收率/%乙烯丙烯雙烯優(yōu)化前73.7732.9414.8047.74優(yōu)化后76.2533.1814.9048.08變化+2.49+0.24+0.10+0.34

5 結(jié)論與建議

綜上分析，影響直餾石腦油裂解性能的主要因素是原油性質(zhì)和石腦油切割點。影響加氫尾油裂解性能的主要因素是催化劑性能、原料性質(zhì)、尾油切割點和裂化反應(yīng)溫度。

根據(jù)進口油、瑪湖油和牙哈油價格，以及石腦油餾分PONA和模擬裂解產(chǎn)物收率情況，增加進口油摻煉比例、降低瑪湖油和牙哈油摻煉比例不僅有利于生產(chǎn)乙烯原料，也有利于提高全廠經(jīng)濟效益。2019年大修時更換加氫裂化催化劑，有效降低了尾油BMCI值，為進一步增產(chǎn)尾油創(chuàng)造了條件。優(yōu)化催化柴油加工路線，汽柴油加氫裝置不再加工催化柴油，加氫石腦油干點由190 ℃提至230 ℃，仍是優(yōu)質(zhì)的乙烯原料?！笆濉逼陂g，獨山子石化通過實施增產(chǎn)乙烯原料措施，乙烯原料自給率提高2.49百分點，裂解裝置雙烯收率提高0.34百分點，說明在增產(chǎn)乙烯原料的同時，實現(xiàn)了原料的優(yōu)質(zhì)化。

蒸餾裝置停運脫乙烷塔回收干氣C2+組分，是因地制宜、簡單高效的方式，為煉廠干氣回收提供了一種思路。干氣低分氣回收單元采用干氣壓縮-油吸收工藝，實現(xiàn)了干氣與C3+輕烴的有效分離，但該單元設(shè)計時未考慮C2回收，粗氫中乙烷體積分數(shù)2%，乙烷量3 500 t/a，如果考慮回收，按85%的回收率，可回收乙烷2 975 t/a，乙烷和天然氣價格差按1 800 元/t計，暫不計算投資和運行成本，每年可創(chuàng)造經(jīng)濟效益535萬元。

據(jù)統(tǒng)計，目前煉油廠待回收干氣總量12.66×104t/a，主要為蒸餾、焦化、催化裂化、蠟油加氫、汽油加氫、重整、煉油老區(qū)瓦斯回收等裝置干氣，含C2+資源5.32×104t/a(其中，催化和焦化干氣C2+資源3.59×104t/a)，如果考慮回收，按85%的回收率計算，可回收C2+組分4.5×104t/a，C2+組分和天然氣價格差按1 800元/t計，暫不計算投資和運行成本，每年可創(chuàng)造經(jīng)濟效益8 100萬元。

目前，煉廠干氣回收的難點是點源分散，煉油新區(qū)和老區(qū)距離遠，逐一回收投資較高，催化和焦化干氣C2+資源占待回收干氣C2+資源的67%，催化干氣含乙烯約4 600 t/a，焦化干氣含乙烯約2 600 t/a，建議優(yōu)先回收催化和焦化干氣。

加氫裂化輕石腦油主要由C4、C5烷烴構(gòu)成，雖然異構(gòu)烷烴較多，但實際生產(chǎn)中乙烯收率仍能達到30%以上，三烯總收率可達50%以上[6]。目前，加氫裂化輕石腦油總量為15×104t/a左右，其中，約11×104t/a作為汽油調(diào)合組分，當汽油過剩時，可將其改作乙烯原料。根據(jù)裂解模型計算，蒸餾常一線作裂解原料，乙烯收率27.01%，雙烯收率44.10%。加氫裂化航煤作裂解原料，乙烯收率26.82%，雙烯收率40.32%，裂解性能好于常二線、常三線，常一線、航煤十六烷值只有41左右，比常二線、常三線差，建議在柴油或航煤過剩時，或柴油十六烷值低、調(diào)合出現(xiàn)困難時，將常一線或航煤作為乙烯原料。成品油和乙烯原料根據(jù)市場靈活調(diào)整，實現(xiàn)效益最大化。