芳烴聯合裝置原料優化措施及效果

2013-07-19 03:56:02張彩娟周歡華

石油化工技術與經濟 2013年3期

張彩娟周歡華

( 中國石化上海石油化工股份有限公司芳烴部，200540)

中國石化上海石油化工股份有限公司(以下簡稱上海石化)芳烴部共有2 套芳烴聯合裝置:芳烴1#裝置(1#連續重整裝置及下游裝置)和芳烴2#裝置(2#連續重整裝置及下游裝置)。芳烴1#裝置對二甲苯的生產能力為235 kt/a;芳烴2#裝置對二甲苯的生產能力為600 kt/a。2 套芳烴聯合裝置的工藝路線基本相同，主要區別在于芳烴1#裝置異構化單元采用了乙苯轉化工藝路線，芳烴2#裝置采用了乙苯脫乙基工藝路線。

2010 年以來，國內苯、甲苯、對二甲苯以及混合二甲苯等主要芳烴產品的價格大幅度回升，尤其是對二甲苯，價格一度達到13 500 元/t。為提高芳烴聯合裝置的生產能力，實現整體經濟效益的最大化，通過分析對二甲苯產量影響因素，采取了一系列措施，不僅擴大了芳烴聯合裝置原料來源，而且提高了以對二甲苯為主的芳烴產品產量，經濟效益顯著提升。

1 芳烴聯合裝置工藝及原料簡介

芳烴聯合裝置主要由連續重整、芳烴抽提、歧化及烷基轉移、二甲苯精餾、吸附分離和異構化等裝置組成。芳烴裝置工藝流程見圖1。

圖1 芳烴聯合裝置工藝流程

根據上海石化物料平衡，能夠滿足芳烴聯合裝置連續重整進料要求的原料有3 種:來自煉油部中壓加氫重石腦油、預加氫精制石腦油和芳烴部的高壓加氫重石腦油。芳烴聯合裝置的部分中間物料來自芳烴部1#芳烴聯合裝置的乙烯裂解混合二甲苯和甲苯。除此之外，還通過處理外購的中間物料——混合二甲苯來進一步提高對二甲苯產量。上海石化16 Mt/a 煉油改造工程第2 聯合裝置建成開車后，芳烴部的1.7 Mt/a 預加氫裝置生產的精制石腦油除供第2 聯合裝置的1 套煉油型重整苯抽提裝置(3#連續重整裝置和4#芳烴抽提裝置)作為原料外，剩余部分替代原煉油部的預加氫精制石腦油。

2 影響芳烴聯合裝置對二甲苯產量的因素

2.1 原料性質的影響

重整裝置原料的餾程、芳烴潛含量(以下簡稱芳潛，以質量分數計)的變化直接影響到重整反應的苛刻度和芳烴產率，而甲苯、混合二甲苯等中間物料的質量則影響到下游裝置的負荷。

進料餾程是影響芳烴產率的重要因素。重整進料的初餾點過低，會導致部分C5等輕質餾分進入系統，C5烷烴及環烷烴在重整過程中不僅不能轉化成芳烴，而且會發生加氫裂化等副反應，使重整產物的C5以下輕組分增多、液體產品收率下降、催化劑積炭速率增加，影響下游裝置苯及對二甲苯的產量。重整進料終餾點太高，則C10及以上重組分含量增加，也會加速催化劑的積炭［1-2］。

原料的芳潛是描述重整原料品質的具體指標，主要反映原料中芳烴和環烷烴含量的變化［3］。芳潛越高，生成油中的芳烴產率或辛烷值越高;芳潛越低，在相同的工況條件下，要達到同樣的產品辛烷值或芳烴產率，反應苛刻度就越高，催化劑積炭速率越大。表1 為2 套芳烴連續重整裝置典型的原料組成。

表1 芳烴連續重整裝置原料組成 %(質量分數)

經檢測，芳烴連續重整裝置原料精制石腦油的芳潛為33.92%，加氫重石腦油的芳潛為50.75%。由此可知:加氫裝置重石腦油中的芳烴和環烷烴總量較高，其芳潛較高;精制石腦油中的芳烴和環烷烴的總量較低，芳潛僅為33.92%，因此精制石腦油的品質較差。另外，無論是加氫重石腦油還是精制石腦油均含有一定量的C5及以下的輕質組分和C10及以上重組分。

由于2 套重整裝置原料中均含有C5及以下輕組分，導致重整反應中加氫裂化副反應增加，芳烴收率降低，生成油中非芳烴組分增加，繼而導致抽提裝置負荷上升，產品中抽余油增加。預加氫裝置精制石腦油芳潛低則影響到重整裝置反應的苛刻度和芳烴產率。

2.2 外購混合二甲苯質量和供應不穩定

2010—2012 年芳烴聯合裝置平均年處理外購混合二甲苯381 kt，約占芳烴聯合裝置加工原料的20.55%(設計值)，與中國石油化工股份有限公司天津分公司、齊魯分公司等企業相比，外購原料明顯較多［4］。

外購混合二甲苯主要用作二甲苯精餾裝置的補充原料。由于目前中國石油化工股份有限公司沒有頒布適用于芳烴聯合裝置的混合二甲苯企業標準，受不同生產裝置工藝特性以及運輸過程中不確定因素的影響，外購的混合二甲苯性質不穩定，氯、非芳和水等物質的含量波動較大，其產品質量與生產裝置的要求存在較大的差距;此外受臺風、雷雨等天氣的影響，船期無法準時到港，其供應難以得到保障，影響了對二甲苯產量的穩定性。

3 芳烴裝置原料優化措施

重整原料性質及外購混合二甲苯質量及其供應穩定性等因素是影響芳烴聯合裝置滿負荷運行的主要原因，最終影響到對二甲苯產量。經過分析，可以通過以下途徑來解決上述問題。

3.1 適當提高重整進料初餾點

從2011 年第4 季度起，對2 套芳烴連續重整裝置的原料初餾點進行控制。為減少重整原料中C5以下的輕質組分以及C6烷烴、環己烷等對苯的形成有利的成分以多產對二甲苯，將芳烴部高壓加氫重石腦油、煉油部中壓加氫重石腦油的初餾點分別從78.98 ℃、78.03 ℃提高到84 ℃左右，同時將預加氫精制石腦油的初餾點控制在88 ℃左右。結果重整產物的輕組分得到了控制，其中苯的質量分數減少了約1.5%，重整生成油中混合二甲苯等組分富集，二甲苯收率相對提高，下游2 套歧化裝置也可以多加工重芳烴(主要是C10)，從而進一步提高了對二甲苯產量。

以3#重整連續裝置為例，在裝置處理量接近情況下，將進料初餾點提高9 ℃，結果重整汽油的產率提高3.34 個百分點。表2 為3#重整連續裝置初餾點調整前后液體產品收率變化情況。

表2 初餾點調整前后液體產品收率變化

由于下游2 套歧化裝置處理C10重組分的能力均較高，為多加工C10重芳烴，未調整重整進料的干點。

3.2 將加氫裂解汽油抽余油用作重整原料

能夠滿足重整裝置需要的原料除加氫裂化重石腦油、預加氫精制石腦油外，乙烯裂解汽油經芳烴抽提后的抽余油也是一種合適的重整原料。資料顯示，重整單元通過混兌乙烯裂解抽余油，可達到增產芳烴，尤其是苯的目的［1］。考慮到近年來苯價格不斷上漲，為充分挖掘重整裝置的潛力，將原作為汽油調合組分的乙烯加氫裂解汽油抽余油用作重整原料。

表3 為芳烴部1#芳烴聯合裝置乙烯裂解抽余油的組成(以質量分數計)。

表3 乙烯裂解抽余油組成 %

由表3 可見:乙烯裂解C6抽余油中環烷烴和芳烴總量高達57.15%，C6、C7混合后的抽余油中環烷烴與芳烴總量達到43.90%。根據重整反應特性，抽余油中的C6、C7環烷烴分別是苯與甲苯的前身物，C6、C7環烷烴是提高石腦油芳潛的有效組分。加氫裂解汽油抽余油用作重整原料，可進一步擴大芳烴聯合裝置原料來源，增加芳烴總量，提高裝置運行效益。

由于上海石化芳烴部1#芳烴聯合裝置1#芳烴抽提裝置采用Krupp koppers 公司的嗎呋啉抽提蒸餾技術，受芳烴抽提單元加工工藝的限制，該抽余油中含有堿性氮化物嗎啉。氮含物會降低重整催化劑的反應活性，不能滿足直接作為重整原料的要求，只能作為汽油調合組分。由于抽余油的辛烷值較低，需采用大量甲苯、二甲苯進行調合，芳烴被大量用于汽油生產。為使乙烯裂解抽余油滿足重整原料要求，考慮到1.7 Mt/a 預加氫裝置處理能力尚有潛力，通過增設一根從1#芳烴抽提裝置至預加氫裝置的抽余油輸送管線，將這部分抽余油先作為預加氫裝置的進料，經重整裝置后再進入抽提裝置。

1.7 Mt/a 預加氫裝置摻兌乙烯裂解抽余油后，精制石腦油的芳潛平均提高3 個百分點，其品質得到了提升。

3.3 3#重整裝置增加脫C7 工序

16 Mt/a 煉油改造工程二聯合裝置中的3#重整裝置為煉油型重整苯抽提裝置，原設計中僅設置了脫C6塔，C7及以上餾分用作高標號汽油調和組分，而不作為下游裝置生產芳烴的原料。

為降低對外購混合二甲苯的依賴，同時使3#重整裝置的芳烴資源得到優化利用，對煉油部原催化穩定塔系進行了改造，用于3#重整脫C7及以上組分的臨時設施。整改措施落實后生產的C8及以上芳烴經白土塔脫烯烴，作為2 套吸附分離裝置二甲苯精餾塔的原料。

采取上述措施后，減少了對外購混合二甲苯的依賴。與2012 年平均水平相比，2013 年1—3月，混合二甲苯的外購量平均下降90%以上。

3.4 優化重石腦油配置

芳烴2#裝置于2009 年9 月投料開車，該裝置技術先進，其中2#重整反應部分采用UOP 第3 代超低壓(0.35 MPa)重整工藝，配套的催化劑再生部分是采用了UOP 近年開發的Cyclemax 再生工藝，連續再生部分催化劑循環量1 362 kg/h，再生能力較大。與1#重整、3#重整相比，由于采用了較苛刻的反應條件(C5及以上重整生成油苛刻度RON 為106)，2#重整催化劑具有較高的生產靈活性，可適應重石腦油干點較高的條件，對多烷基芳烴的處理量增加，增產的C10芳烴作為歧化裝置原料。

考慮到2#連續重整裝置的技術先進性和生產的靈活性，1.7 Mt/a 預加氫裝置投運后，對高芳潛的加氫裂化重石腦油進行適當的調配，加氫裂化重石腦油全部用于2#重整裝置，1#、3#重整裝置全部加工預加氫精制石腦油，使芳烴2#裝置實現了滿負荷、高苛刻度運行，提高了對二甲苯產品的產量。

3.5 提高相關裝置負荷

高壓加氫裂化裝置設計滿負荷進料量為187.5 t/h。在確保裝置安穩運轉、產品質量合格的情況下，為多生產重石腦油，將該裝置的投料量提高到200 t/h，裝置處理量可從1.5 Mt/a 提高到1.7 Mt/a。

預加氫精制石腦油設計滿負荷進料量為202.38 t/h。為多生產精制石腦油，自從2012 年9 月投料開車后，盡可能提高該裝置的投料量，目前已達到230 t/h，裝置處理量可從1.7 Mt/a 提高到1.93 Mt/a。

2012 年年初開始，為降低生產成本，芳烴部1#芳烴聯合裝置1#抽提裝置甲苯抽提系統停運，而裂解汽油中的甲苯餾分和混二甲苯全部用于調和汽油。隨著純苯價格的上漲，為多產純苯，1#抽提甲苯抽提系統重新投入使用，將甲苯作為1#、2#歧化及烷基化裝置進料，提高了2 套歧化裝置的負荷。同時，考慮到2#異構化裝置為乙苯轉化工藝，將乙苯含量較高的裂解混合二甲苯作為2#異構化裝置進料，以增加純苯產量。