劉 丹 李 健 王 赟

（安徽華東化工醫(yī)藥工程有限責(zé)任公司上海分公司，上海 200315）

延遲焦化裝置是煉油廠提高輕質(zhì)油收率和生產(chǎn)石油焦的主要加工裝置。由于國內(nèi)原油普遍偏重且含蠟量高，因此柴油餾分收率比國外原油平均低5%~7%。同時，焦化柴油的烯烴含量高，硫、氮、氧等雜質(zhì)含量高，安定性差，只能作半成品或中間產(chǎn)品，經(jīng)過進一步處理后才能作為柴油的調(diào)和組分。因此，如何使焦化柴油轉(zhuǎn)變?yōu)楦吒郊又档氖X油是一些企業(yè)面臨的巨大問題。石油化工冶煉生成企業(yè)的柴汽比問題逐步引起了相關(guān)產(chǎn)業(yè)領(lǐng)域技術(shù)實踐人員的廣泛關(guān)注。解決這一問題的最佳選擇是加快發(fā)展和推廣加氫技術(shù)，以滿足重油輕質(zhì)化、提高石腦油收率和質(zhì)量的需要。加氫裂化技術(shù)可為下游的重整和芳烴裝置提供優(yōu)良的石腦油原料，它在現(xiàn)代石油煉制技術(shù)加工過程中發(fā)揮了重要的作用，是21世紀公認的環(huán)境友好技術(shù)，該技術(shù)有更廣泛的應(yīng)用前景和更高的技術(shù)經(jīng)濟性。現(xiàn)將1套100萬噸/年焦化汽柴油加氫精制裝置優(yōu)化改造為50萬噸/年加氫裂化裝置，最終滿足焦化柴油轉(zhuǎn)化率不低于99%的要求，重石腦油產(chǎn)品質(zhì)量滿足重整裝置進料要求。利用加氫裂化工藝，通過控制芳烴轉(zhuǎn)化途徑，將焦化柴油中的大分子芳烴轉(zhuǎn)化為苯、甲苯、二甲苯等小分子芳烴保留在石腦油餾分中，最終生產(chǎn)得到高辛烷值汽油組分或芳潛較高的石腦油組分，優(yōu)化煉廠柴汽比。

1 裝置概況

改造前，該裝置以焦化汽油、焦化柴油作為混合原料油，在高溫及中壓的操作條件下，通過加氫精制技術(shù)產(chǎn)出符合國五標準的柴油。改造前反應(yīng)部分和分餾部分的工藝流程如圖1和圖2所示。

圖1 改造前反應(yīng)部分工藝流程圖

圖2 改造前分餾部分工藝流程圖

2 改造方案

2.1 改造原則

改造原則有以下3個：1）因改造主要在裝置檢修期間進行，改造的時間短且工期較緊，要求盡可能小地進行改動。2）裝置原處理量為100萬噸/年，改造要求在保留反應(yīng)器、高壓換熱器、高壓容器的同時，使新鮮焦化柴油處理量最大化。3）改造后的裝置要求重石腦油收率最大化，且滿足重整裝置進料要求。

2.2 改造方案

柴油加氫裂化工藝流程主要有3種：單段一次通過流程、單段循環(huán)流程和兩段加氫裂化流程。

焦化柴油一次轉(zhuǎn)化率為40%~70%；產(chǎn)品收率只能通過選擇催化劑來調(diào)節(jié)；高轉(zhuǎn)化率時氫耗高，因裂化成石腦油和更輕組分的反應(yīng)沒有選擇性。

焦化柴油能達到幾乎全部轉(zhuǎn)化的效果（約尾油1%外甩）；與單段一次通過相比，產(chǎn)品質(zhì)量更高；可以通過調(diào)整循環(huán)油的循環(huán)量來調(diào)整石腦油的收率；干凈循環(huán)油的存在大大改善了進料條件，降低反應(yīng)苛刻度，降低液化氣、干氣的收率。

靈活性較好，焦化柴油能達到全部轉(zhuǎn)化；裝置投資較高，操作較復(fù)雜；二反進料為干凈介質(zhì)，液相收率高；氫耗低；能對各產(chǎn)品的收率進行靈活轉(zhuǎn)變；產(chǎn)品質(zhì)量較高。為達到改造目的，同時盡可能地減少改造工作量，該改造選用單段全循環(huán)加氫裂化工藝。

對加氫裝置反應(yīng)器出口流出物的分離方案一般包括冷高分流程和熱高分流程2種方案：1）冷高分流程。冷高分流程溫度為40 ℃~60 ℃，通過降低分離溫度來增強生成油吸收常規(guī)氣體組分的能力，并降低生成油對氫氣的溶解力，以獲得最大的氫氣回收率，對柴油體系適應(yīng)性好。其工藝流程上的特點為循環(huán)氫濃度相對提高、流程相較簡單，高壓設(shè)備的個數(shù)相對減少，節(jié)省投資；原料油凝點、密度較高，油水不易分離。2）熱高分流程。熱高分流程中大部分反應(yīng)產(chǎn)物不經(jīng)高壓空冷冷卻而直接進入分餾系統(tǒng)，其工藝流程上的特點為熱能利用較好，裝置能耗低；流程較復(fù)雜，投資增加；氫氣溶解量增加，使循環(huán)氫中氫濃度降低，引起氫分壓下降。對該裝置來說，改造后石腦油的轉(zhuǎn)化率較高，熱高分氣里面含有大量的油氣，熱高分流程的熱能利用優(yōu)勢不明顯，因此該改造依舊采用原冷高分流程。

改造前，該裝置分餾部分為汽提+分餾流程，分餾塔塔頂出石腦油、塔底出精制柴油。由于改造后重石腦油是目標產(chǎn)品，同時會副產(chǎn)大量的輕石腦油及液化氣，因此該改造在分餾部分采用“三塔一爐”的流程方案，即汽提塔、主分餾塔、重石腦油汽提塔和主分餾塔重沸爐。改造思路如下：從反應(yīng)部分來的低分油經(jīng)換熱后進入脫硫化氫汽提塔，在完成HS、不穩(wěn)定輕石腦油及汽提塔塔底油的分離后，汽提塔底油經(jīng)換熱后進入主分餾塔，主分餾塔新設(shè)置一個側(cè)線汽提塔和重沸爐，經(jīng)氣液傳質(zhì)分離后，實現(xiàn)主分餾塔頂產(chǎn)穩(wěn)定輕石腦油，側(cè)線塔抽出重石腦油，主分餾塔底產(chǎn)加氫尾油。

改造前，該裝置為加氫精制裝置。改為加氫裂化裝置后，反應(yīng)器內(nèi)的反應(yīng)程度加劇，反應(yīng)熱較改造前明顯增大。為利舊現(xiàn)有反應(yīng)器、高壓換熱器、加氫進料泵等高壓設(shè)備，裝置的加工量需要適當(dāng)減少。經(jīng)核算，優(yōu)化換熱網(wǎng)絡(luò)后，原反應(yīng)流出物/熱加氫進料進料換熱器（1臺）和反應(yīng)流出物/冷加氫進料換熱器（2臺）可以利舊，但是另外須增加1臺反應(yīng)流出物/熱加氫進料換熱器。

由于該改造后汽提塔頂產(chǎn)不穩(wěn)定輕石腦油，要求汽提塔進料滿足過汽化的溫度，因此將原反應(yīng)流出物/汽提塔底油換熱器改造為反應(yīng)流出物/冷低分油換熱器。同時，為提高主分餾塔進料溫度且降低主分餾塔底重沸爐負荷，此次改造增加主分餾底油/汽提塔底油換熱器，充分利用系統(tǒng)自身熱量的同時，降低了冷卻工藝物流的能耗。

2.3 改造內(nèi)容

該裝置已有加氫精制反應(yīng)器為熱壁板焊結(jié)構(gòu)，因操作環(huán)境高溫臨氫環(huán)境及高溫HS 的腐蝕，主體材料選用了12Cr2Mo1R+堆焊E309L+E347；設(shè)有3個催化劑床層，床層間設(shè)有冷氫入口。該改造原加氫精制反應(yīng)器利舊，需要增加1臺加氫裂化反應(yīng)器，替換原有的加氫改質(zhì)反應(yīng)器。新增的加裂化反應(yīng)器與原有加氫精制反應(yīng)器設(shè)備材質(zhì)相同，設(shè)置3個催化劑床層內(nèi)裝催化劑和瓷球，床層間設(shè)有冷氫入口，為使進入催化劑各床層的物流分配和催化劑床層的徑向溫度分布均勻，加裂化反應(yīng)器內(nèi)設(shè)入口擴散器、格柵、頂部分配盤、冷氫箱、再分配盤以及出口收集器。

原循環(huán)氫壓縮機為離心式，為背壓式汽輪機驅(qū)動。此次改造循環(huán)氫進出口壓差與循環(huán)氫量均顯著增大，經(jīng)核算原循環(huán)氫壓縮機已無法滿足改造后生產(chǎn)需求，需要對其進行原位更換。循環(huán)氫壓縮機改造前后計算結(jié)果見表1。

表1 改造前后循環(huán)氫壓縮機操作條件對比

原加氫精制裝置高壓換熱器采用螺紋鎖緊環(huán)結(jié)構(gòu)，該結(jié)構(gòu)密封可靠性好，由于自身結(jié)構(gòu)的特點，其內(nèi)壓引起的軸向力是通過管箱蓋和螺紋鎖緊環(huán)作用于管箱本體上，操作中便于擰緊，具有很好的密封效果。該結(jié)構(gòu)基本上解決了高壓換熱器的密封問題，設(shè)備操作過程中可隨時帶壓擰緊壓緊墊片的螺栓，及時排除泄漏。該改造優(yōu)化換熱網(wǎng)絡(luò)后，利舊了所有的高壓換熱器，并在反應(yīng)部分新增1臺反應(yīng)流出物/熱加氫進料換熱器，其規(guī)格與原反應(yīng)流出物/熱加氫進料換熱器相同，且上下布置。在滿足換熱需求的同時，降低了設(shè)備投資費用。

原高壓貧液泵為電機高速離心泵，該改造由于新鮮原料進料量降低，所需的貧胺液也隨之減少。為降低裝置能耗，該改造對高壓貧液泵進行更換。貧液泵改造前后計算結(jié)果見表2。

表2 改造前后貧液泵操作條件對比

更換循環(huán)氫脫硫塔內(nèi)件；更換汽提塔及內(nèi)件；更換主分餾塔及內(nèi)件；新增重石腦油側(cè)線汽提塔及內(nèi)件。

新增主分餾底油/汽提塔底油換熱器；更換脫硫化氫汽提塔頂后冷器；更換主分餾塔頂后冷器；新增重石腦油側(cè)線汽提塔底重沸器。

空冷器類：①新增重石腦油空冷器；②更換脫硫化氫汽提塔頂空冷器；③更換主分餾塔頂空冷器。

機泵類：①新增重石腦油泵；②更換脫硫化氫汽提塔頂回流泵；③更換主分餾塔頂回流泵。

①更換脫硫化氫汽提塔頂回流罐；②更換主分餾塔頂回流罐；增加重石腦油吸附脫硫罐（2臺）。

原料焦化柴油從裝置外來，經(jīng)過濾器除去大于25μm的顆粒后在液位的控制下進入原料緩沖罐，經(jīng)泵升壓后再流量的控制下，與混合氫混合后作為反應(yīng)進料，依次與反應(yīng)流出物經(jīng)反應(yīng)流出物/冷加氫進料換熱器、反應(yīng)流出物/熱加氫進料換熱器（新增1臺）換熱。再經(jīng)反應(yīng)進料加熱爐加熱升溫后，依次通過加氫精制反應(yīng)器、加氫裂化反應(yīng)器（新增），在催化劑作用下進行加氫裂化、脫硫以及脫氮等反應(yīng)。反應(yīng)流出物與加氫進料、冷低分油以及冷加氫進料依次換熱后，由反應(yīng)流出物空冷器冷卻進入高壓分離器。在空冷上游管道注入脫鹽水，以防止反應(yīng)流出物中銨鹽在低溫部位析出。 冷卻后的反應(yīng)流出物在高壓分離器中進行油、氣、水三相分離。高分氣（循環(huán)氫）經(jīng)循環(huán)氫脫硫塔入口分液罐進入循環(huán)氫脫硫塔（改造），以貧胺液吸收脫除其中多數(shù)的硫化氫，隨后經(jīng)由循環(huán)氫壓縮機（更換）升壓后分兩路：一路作為急冷氫進入反應(yīng)器；一路與來自新氫壓縮機的新氫混合后，再去與原料油混合作為反應(yīng)進料。含硫、含氨污水自高壓分離器底部排出，至裝置外酸性水汽提裝置處理。高分油相經(jīng)過調(diào)節(jié)閥的減壓，在液位的控制下送入低壓分離器。低壓分離器頂部閃蒸出的低分氣送出裝置進行后續(xù)處理，而冷低分油則送至脫硫化氫汽提塔進入后續(xù)分餾部分。

從反應(yīng)部分來的低分油經(jīng)換熱后進入脫硫化氫汽提塔（改造），塔底通入汽提蒸汽，塔頂油氣經(jīng)汽提塔頂空冷器（更換）、汽提塔頂后冷器（更換）冷凝冷卻，進入汽提塔頂回流罐（更換）。閃蒸出的氣體送至廠區(qū)延遲焦化裝置穩(wěn)定單元回收液化氣；油相經(jīng)泵升壓后部分作為塔頂回流，其余的作為粗輕石腦油產(chǎn)品送去廠區(qū)延遲焦化裝置穩(wěn)定單元處理。

脫硫化氫汽提塔底油經(jīng)過換熱后，作為進料去往主分餾塔（改造）。主分餾塔底設(shè)置重沸爐泵強制循環(huán)，經(jīng)過重沸爐加熱，塔頂油氣冷凝冷卻后進入主分餾塔塔頂回流罐（更換），油相經(jīng)主分餾塔塔頂回流泵（更換）升壓后，部分作為分餾塔的回流，其余的作為穩(wěn)定輕石腦油產(chǎn)品送出裝置。

重石腦油自主分餾塔中段側(cè)線抽出，一部分經(jīng)中段回流泵換熱冷卻返回主分餾塔，另一部分在液位控制下進入重石腦油汽提塔（新增）。重石腦油汽提塔頂氣返回主分餾塔。重石腦油汽提塔塔底熱量由重沸器提供，熱源為加氫循環(huán)油。重石腦油汽提塔塔底產(chǎn)品由重石腦油泵（新增）升壓，在流量控制下經(jīng)石腦油脫硫罐（新增）吸附脫硫、再經(jīng)換熱冷卻后出裝置。

主分餾塔底油經(jīng)尾油泵升壓、換熱后作為加氫循環(huán)油返回到反應(yīng)部分原料油緩沖罐。

3 原料產(chǎn)品組成及主要操作參數(shù)

3.1 改造前后原料組成及性質(zhì)

改造前后裝置的原料情況以及主要性質(zhì)見表3。

表3 改造前后原料油性質(zhì)

3.2 改造前后主要操作條件

改造后裝置的化學(xué)氫耗增大，加氫精制反應(yīng)器的入口壓力基本保持一致（表4）。

表4 改造前后主要操作條件

3.3 改造前后產(chǎn)品收率對比

改造后裝置的輕、重石腦油收率顯著提高，各產(chǎn)品的收率見表5。

表5 改造前后產(chǎn)品收率對比

4 結(jié)語

100萬噸/年焦化汽柴油加氫精制裝置改造為50萬噸/年加氫裂化裝置后，可以實現(xiàn)焦化柴油最大化生產(chǎn)高芳潛重石腦油，保證重石腦油收率≥68%，硫含量≤0.5 μg/g，氮含量≤0.5 μg/g，滿足重整裝置進料要求；副產(chǎn)的柴油產(chǎn)品十六烷值較原料可提高8~10，硫含量少于10 μg/g，可以作為清潔柴油調(diào)和組分。