孙守华

中化泉州石化有限公司

近年来，全球炼油总产能增长已进入平台区，油品需求增速放缓；但随着发展中国家经济的持续增长和人民生活水平的提高，石化行业仍有较大发展空间，尤其是乙烯、丙烯、芳烃等基础有机化工原料产能不足。在这一背景下，炼油化工一体化已成为石化行业的重要发展战略，炼化企业正加快能源转型趋势，进一步控油增化，从大量生产成品油和大宗石化原料转为多产高附加值油品和优质石化原料[1]。炼油化工一体化正由传统炼厂装置在生产汽柴油的基础上继续向乙烯提供原料的简单一体化，逐渐演变成炼油乙烯一体化、炼油芳烃一体化、炼油乙烯芳烃一体化以及炼油发电蒸汽一体化等多种一体化模式。随着炼化一体化的深入，传统炼化一体化技术如：加氢裂化多产乙烯裂解原料、催化重整多产芳烃及催化裂解多产低碳烯烃等技术重新引起了业界关注，逐渐成为其核心主体技术。

1 现状

国内某1 500×104t/a炼化一体化企业的新建100×104t/a乙烯裂解装置及80×104t/a对二甲苯装置由原1 200×104t/a炼油项目及新建300×104t/a炼油改扩建项目常压装置提供原料，其中，原1 200×104t/a炼油项目加工沙特轻原油及科威特原油的混合原油，采用“常减压-渣油加氢-催化裂化-加氢裂化-延迟焦化”的加工工艺路线[2]，成品油主要以外贸为主；300×104t/a常压装置加工凝析油，主要为100×104t/a乙烯裂解装置提供原料。从全厂总加工流程看，主要存在如下问题：①燃料产品数量与原1 200×104t/a炼油项目设计值相当，柴汽比偏高，尤其是汽油+柴油产品总量与实际销售量存在较大偏差，亟待按照市场变化进行调整；②可供生产乙烯的原料不足，如加氢裂化尾油、轻石脑油以及饱和液化气合计约200×104t/a，明显低于百万吨乙烯对原料的需求；按照现有乙烯裂解原料配置，重石脑油约20%，加氢裂化尾油约31%，应进一步实现轻质化；③对二甲苯生产工艺路线与周边企业类似，随着周边市场的逐渐饱和，如何保证产品竞争力将是企业未来重点考虑的问题。

2 炼油加工方案优化措施

2.1 柴油馏分通过中压缓和加氢裂化装置最大量生产石脑油

根据全厂总加工流程，拟新建一套220×104t/a柴油加氢裂化装置，以满足压减二次加工柴油及部分直馏煤柴油馏分、增产高附加值化工原料的需求。装置以焦化柴油、催化柴油及渣油加氢柴油、部分直馏煤柴油为原料，最大量地生产石脑油。石脑油进一步分离出轻、重石脑油产品，其中，重石脑油作为连续重整原料，富正构轻石脑油用作乙烯裂解原料，富异构轻石脑油用作汽油调合组分。装置建议采用中国石化的MHUG技术(可通过选择性开环裂化过程生产低硫、高十六烷值柴油、喷气燃料及部分高芳潜含量石脑油)[3]，以匹配专有加氢裂化催化剂，工程设计采用单段串联、尾油全循环的流程，其中，反应单元采用炉前混氢方案，分馏单元采用脱丁烷塔+分馏塔的双塔汽提方案；另外，装置设置轻石脑油脱戊烷塔，可进行正、异构轻石脑油分离，以实现“宜油则油、宜烯则烯”，新增220×104t/a柴油加氢裂化装置流程简图见图1，增设220×104t/a柴油加氢裂化装置前后的物料走向见图2。

2.2 重石脑油通过催化重整多产芳烃

根据全厂总加工流程的安排，300×104t/a常压装置一部分重石脑油用作乙烯裂解原料、一部分重石脑油经预加氢处理后送至原230×104t/a连续重整装置，剩余重石脑油作为商品外售。考虑全厂经济效益最大化，建议将300×104t/a常压装置的重石脑油全部作为连续重整原料，加上新建220×104t/a柴油加氢裂化装置的重石脑油，新增重石脑油量可满足260×104t/a连续重整装置的要求。新建连续重整装置主要包括原料预处理、连续重整、催化剂连续再生、芳烃抽提和PSA 5个单元。其中，连续重整与催化剂再生单元建议采用中国石化逆流连续重整工艺技术[4]，反应器并列布置，催化剂采用PS-VI重整催化剂，再生回路采用冷循环流程，再生循环气体和再生放空气采用固体脱氯技术去除气体中的氯化物。该技术可使反应物料与催化剂在反应系统中逆向流动，较难发生的反应在活性较高的催化剂上进行，较易发生的反应在已积炭、活性较低的催化剂上进行，催化剂活性与重整反应过程最佳匹配，在提高反应效率的同时，大幅度降低能耗。新建260×104t/a连续重整装置前后的物料走向见图3。

装置预处理单元建议采用中国石化石科院的专利技术及催化剂，采用先加氢、后分馏的流程，分馏系统设置蒸发塔和拔头油汽提塔；芳烃抽提单元建议采用中国石化石科院的抽提蒸馏工艺(SED)技术，溶剂比为4.0；PSA单元建议采用冲洗再生的一段变压吸附PSA技术，12-3-5流程。

3 结果讨论

3.1 成品油

项目优化前后成品油产量见表1。由表1可以看出，项目炼油加工方案优化后，柴汽比由1.74降至1.00，降低0.74个单位，成品油总量减少187.68×104t/a，其中，柴油和煤油产量分别降低168.27×104t/a和31.20×104t/a，这是因为增设柴油加氢裂化装置后，全厂约220×104t/a二次加工柴油及部分直馏柴油深度转化为化工原料，柴油加氢裂化装置物料平衡及主要产品分布见表2。300×104t/a常压装置煤油全部调整为新建220×104t/a柴油加氢裂化装置原料后，原煤油加氢装置负荷降低，煤油产品量降低。汽油产品量略有增加，这是因为原催化裂化装置未进行调整，相应催化汽油量基本保持不变，但汽油调合池中芳烃抽提装置的抽余油量及甲苯量略有增加。

表1 项目优化前后成品油产量104 t/a项 目柴油煤油汽油合计柴汽比优化前419.90234.44240.93895.271.74优化后251.63203.24252.72707.591.00变化-168.27-31.2011.79-187.68-0.74

表2 柴油加氢裂化装置物料平衡原料原料量/(104 t·a-1)产品收率/%催化柴油74.22低分气+塔顶气4.10焦化柴油25.38液化气8.56常压装置煤油51.90富异构轻石脑油8.45常压装置柴油50.22富正构轻石脑油10.57常压装置重油18.63重石脑油67.84氢气8.60尾油0.48

3.2 乙烯裂解装置原料

乙烯裂解原料及主要产品见表3。从表3中可以看出，与项目优化前相比，乙烯裂解原料量中轻质组分增多，其中，饱和液化气和轻石脑油产品量分别增加21.12×104t/a和45.07×104t/a，这是因为项目新增柴油加氢裂化装置将二次加工柴油及部分直馏柴油馏分转化为乙烯裂解原料，新增连续重整装置副产饱和液化气；原260×104t/a蜡油加氢裂化装置建议更换催化剂，尽可能增产石脑油，降低尾油产量。加氢焦化石脑油量略有降低，其原因是项目炼油加工方案优化后，原160×104t/a延迟焦化装置负荷略有降低。直馏重石脑油不再直接作为乙烯裂解原料，而是作为连续重整原料。从表3还可以看出，与项目优化前相比，乙烯裂解原料总量约降低1.74×104t/a，但三烯(乙烯、丙烯及丁二烯)产品量增加6.14×104t/a，尤其是乙烯产品量增加5.61×104t/a，乙烯裂解原料轻质化效果显著。

表3 乙烯裂解原料及三烯产品量104 t/a项目原料及三烯产品量优化前优化后变化原料加氢焦化石脑油13.759.01-4.74丙烷6.526.570.05饱和液化气38.8459.9621.12直馏重石脑油51.840.00-51.84抽余油0.0010.5210.52轻石脑油76.50121.5745.07加氢裂化尾油64.5039.20-25.30富C2气体13.9717.353.38小计265.92264.18-1.74三烯产品乙烯101.09106.705.61丙烯41.0241.460.44丁二烯12.7112.800.09小计154.82160.966.14

3.3 对二甲苯装置原料

对二甲苯装置原料量见表4，新建260×104t/a连续重整装置后，全厂对二甲苯装置原料量由127.03×104t/a增至291.69×104t/a，可满足200×104t/a对二甲苯装置的要求。其中，混合二甲苯产量由51.28×104t/a增至114.57×104t/a。原80×104t/a对二甲苯装置原料设计为混合芳烃、C8+芳烃以及C9+重芳烃，仅建设异构化单元远不能满足80×104t/a对二甲苯产品的要求，需同步建设歧化单元，将甲苯和C9+重芳烃转化成苯和C8芳烃。项目优化后，原80×104t/a对二甲苯装置仅建设吸附分离、异构化、二甲苯分馏等单元，即可保证生产80×104t/a对二甲苯产品，对二甲苯装置物料平衡见表5。为了尽可能地降低目标产品的生产成本，BTX生产按照3个阶段逐步实施：第一阶段：装置建设吸附分离、异构化、二甲苯分馏；第二阶段：增建歧化和二甲苯分馏设施，最大化地实现苯和混合二甲苯的生产；第三阶段：根据市场情况，适时增建其他装置，最大化地生产对二甲苯。

表4 对二甲苯装置原料量104 t/a项目原料量优化前优化后变化甲苯40.0090.0050.00混合芳烃51.28114.5763.29C9+重芳烃35.7587.1251.37合计127.03291.69164.66芳烃产品92.06216.95124.89

表5 对二甲苯装置原料及主要产品量104 t/a项目原料及主要产品量优化前优化后变化原料C8+芳烃自芳烃抽提7.279.011.74C9+重芳烃35.750.00-35.75混合芳烃自连续重整51.28114.5763.29重整氢气3.701.20-2.50主要产品对二甲苯80.0092.0612.06异构化轻烃+粗苯2.1215.8913.77重芳烃0.682.962.28异构化外排气3.240.32-2.92歧化外排气7.020.00-7.02

装置吸附分离单元建议采用Axens公司的Eluxyl技术，吸附剂建议采用SPX 5003。装置异构化单元原设计采用的是乙苯转化路线，为了降低全厂外购苯的数量，建议在满足全厂汽油产品质量、结构的情况下，将乙苯转化技术改为乙苯脱烷基技术，催化剂建议选用中国石化SKI-210乙苯脱烷基型异构化催化剂。

3.4 炼厂干气预精制装置原料

根据全厂整体流程，为进一步综合利用炼厂干气中的C2组分，项目配套建设炼厂干气预精制装置，建议采用中国石化北化院的浅冷油吸收技术[5]。其中，富含烯烃的催化干气经过回收处理，得到富乙烯气，富乙烯气送入乙烯裂解装置碱洗塔及后续单元进行提纯；其他3股饱和干气(PSA解吸气、PX含氢气体及异构化排放气)经过回收处理，得到富乙烷气，送入乙烯裂解装置裂解炉作为裂解原料，炼厂干气预精制装置物料平衡见表6。

表6 炼厂干气预精制装置物料平衡104 t/a项 目原料及产品量优化前优化后变化原料催化干气10.1210.11-0.01PSA解吸气20.4643.9423.48PX含氢气体+异构化排放气8.180.00-8.18主要产品富C2气体13.9717.353.38燃料气21.0331.1510.12氢气1.441.38-0.06

由表6可以看出，项目优化后，PSA解吸气由20.46×104t/a增至43.94×104t/a。综合考虑各股干气组成及全厂燃料气平衡，建议富含烯烃的催化干气仍单独回收富乙烯气，富含烷烃的干气原料仅保留PSA解吸气。与项目优化前相比，炼厂干气预精制装置的富C2气体产品量增加3.38×104t/a，经济效益显著。

4 项目经济评价

以2017版50美元/bbl(1 bbl=159 L)的原油价格为分析基础，进行经济性评价，具体数据见表7。由表7可以看出，项目优化后，年度利润增量达13.24亿元。经进一步计算，项目增量的投资收益率(税后)为27.62%，全部投资回收期为6.30年(含建设期3年)，具有较好的经济效益。

表7 项目经济性评价数据万元项目项目总投资营业收入营业税及附加费总成本费用利润总额所得税优化前5 838 1736 383 703430 1654 982 709718 099179 525优化后6 191 9296 279 441225 2344 956 617850 541212 196增量353 756-104 263-204 931-26 092132 44232 671

5 结论

(1) 采用新增“220×104t/a柴油加氢裂化+260×104t/a连续重整”的技术路线对项目炼油加工方案进行优化调整。

(2) 方案优化后，柴汽比由1.74降至1.00，柴油和煤油产量分别降低168.27×104t/a和31.20×104t/a；乙烯裂解原料总量降低约1.74×104t/a，但三烯(乙烯、丙烯及丁二烯)产品量增加6.14×104t/a；对二甲苯装置原料由127.03×104t/a增至291.69×104t/a，技术路线进一步优化。

(3) 方案优化后，项目增量的投资收益率(税后)为27.62%，全部投资回收期为6.30年(含建设期3年)，年度利润增量达13.24亿元，具有较好的经济效益。