二甲苯塔側(cè)線氣相抽出降低汽油餾分終餾點

鄭 海，王永成

(中國石化青島煉油化工有限責(zé)任公司，山東 青島 266500)

二甲苯塔側(cè)線氣相抽出降低汽油餾分終餾點

鄭 海，王永成

(中國石化青島煉油化工有限責(zé)任公司，山東 青島 266500)

連續(xù)重整 側(cè)線氣相抽出 混合二甲苯

中國石化青島煉油化工有限責(zé)任公司(簡稱青島煉化)1.5 Mt/a連續(xù)重整裝置自2008年5月一次開車成功后，為適應(yīng)汽柴油產(chǎn)品質(zhì)量升級的要求，配套建設(shè)了2.0 Mt/a加氫裂化裝置，可為連續(xù)重整裝置提供0.35 Mt/a加氫裂化重石腦油[1]。根據(jù)總流程上下游的配套關(guān)系，對連續(xù)重整裝置進行了適應(yīng)性擴能改造，規(guī)模由1.5 Mt/a擴能至1.8 Mt/a，于2011年8月完成工程建設(shè)并開工。重整裝置擴能后，為了解決重整原料不足的問題，重整原料終餾點不斷提高，由設(shè)計值163 ℃逐漸提高到目前的175 ℃，最高時達到180 ℃。隨著原料終餾點的升高，C9+芳烴的終餾點也不斷升高，達到250 ℃左右，最高時達到260 ℃，造成全廠汽油調(diào)合困難。為此嘗試增加二甲苯塔側(cè)線氣相抽出流程[2]降低重整汽油終餾點的技術(shù)方案。本文主要介紹該裝置實施技術(shù)改造后的效果。

1 二甲苯塔增加側(cè)線抽出改造

1.1 重整后分餾系統(tǒng)流程簡介

青島煉化連續(xù)重整裝置后分餾系統(tǒng)共有5座分餾塔(如圖1所示)。重整生成油進入脫戊烷塔，脫戊烷塔塔頂分離出的C5-組分進入脫丁烷塔，脫丁烷塔塔頂分離出液化氣，塔底為C5組分。脫戊烷塔塔底的C6+組分進入脫碳六塔，脫碳六塔塔頂分離出C6組分，塔底的C7+組分進入脫碳七塔繼續(xù)進行分離，脫碳七塔塔頂分離出C7組分，塔底組分進入二甲苯塔，二甲苯塔塔頂分離出C8芳烴組分，塔底為C9+重芳烴。其中液化氣及C8混合芳烴作為產(chǎn)品送出裝置，C6組分進苯抽提裝置抽提苯，而C5，C7，C9+組分混合冷卻后作為高辛烷值汽油調(diào)合組分[3]出裝置。

1.2 重整二甲苯塔塔底C9+終餾點超高

由于重整規(guī)模的不斷擴大，為滿足重整原料的需求[4]，原料的終餾點也不斷提高。圖2中給出了重整原料終餾點與重整生成油終餾點的對應(yīng)關(guān)系。從圖2可以看出，隨著重整原料終餾點的提高，導(dǎo)致重整生成油的終餾點不斷升高。造成了C9+終餾點持續(xù)增加，重整生成油的終餾點最高達213 ℃，C9+芳烴終餾點最高達260 ℃。重整生成油的終餾點比重整進料的終餾點高30～40 ℃。

二甲苯塔塔底C9+芳烴餾程見表1。從表1可以看出，C9+芳烴的重組分含量很少，不足10%，而且其90%餾出溫度只有約190 ℃，而終餾點躍升至250 ℃左右，而要求汽油的終餾點不大于205 ℃。只要將這不足10%的高沸點組分脫除，即可滿足汽油調(diào)合的要求。

1.3 C9+芳烴脫重組分方案的選擇

針對上述情況，確定的C9+芳烴脫重組分方案設(shè)計目標為C9+芳烴脫重組分后的輕組分干點不超過205 ℃，且二甲苯質(zhì)量分數(shù)不大于0.5%，重組分初餾點不低于190 ℃。根據(jù)設(shè)計要求，初步確定了兩個較為可行的方案：①二甲苯塔下部增加側(cè)線氣相抽出方案；②增加脫重組分塔方案。

圖1 重整后分餾系統(tǒng)流程示意1—脫戊烷塔； 2—脫戊烷塔塔頂回流罐； 3—脫丁烷塔； 4—脫丁烷塔塔頂回流罐； 5—脫碳六塔； 6—脫碳六塔塔頂回流罐； 7—脫碳七塔； 8—脫碳七塔塔頂回流罐； 9—二甲苯塔； 10—二甲苯塔塔頂回流罐； 11—重沸爐

圖2 重整原料終餾點與重整生成油終餾點的對應(yīng)關(guān)系

采樣日期初餾點10%50%90%終餾點2014-01-07163.5167.0171.0191.5259.52014-05-06164.5168.0171.9189.9245.02014-05-16156.0164.0170.0188.5247.52014-05-18164.9167.6171.4191.3251.22014-06-05149.5157.5167.0189.5246.5

1.3.1 二甲苯塔增加側(cè)線氣相抽出方案 根據(jù)二甲苯塔塔底物料分析數(shù)據(jù)(表1)，對二甲苯塔下部增加側(cè)線氣相抽出方案進行模擬計算。計算結(jié)果表明：為了滿足側(cè)線氣相抽出可以達到C9+芳烴脫重組分的設(shè)計要求，其側(cè)線氣相抽出產(chǎn)品流量約為原塔塔底流量的97%，餾程范圍為150～190 ℃，剩余約3%的重組分由塔底外送。二甲苯塔下部側(cè)線抽出的汽油組分經(jīng)側(cè)線汽油蒸汽發(fā)生器冷凝為液相進入側(cè)線汽油緩沖罐，經(jīng)過一系列冷卻后作為汽油調(diào)合組分送出裝置；塔底少量的重芳烴經(jīng)過換熱降溫至60 ℃作為柴油組分送出裝置。

二甲苯塔增加側(cè)線氣相抽出方案主要改造內(nèi)容：①將現(xiàn)有二甲苯塔第89、90層塔盤拆除，改造為集液器，第88層塔盤的降液管改造，第91～100層塔盤由雙溢流更換為四溢流塔盤并向上移100 mm；②在第88層塔盤受液盤下面550 mm對稱增開2個DN250的側(cè)線抽出口，在第68層降液管兩端各開1個熱電偶插入口作為溫差控制；原溫差控制熱電偶插入口(第95層塔盤)堵死、取消；③側(cè)線抽出的油氣經(jīng)側(cè)線汽油蒸汽發(fā)生器產(chǎn)2.2 MPa蒸汽作為苯抽提熱源，同時汽油組分冷凝為液相進側(cè)線汽油緩沖罐，由泵抽出并入原二甲苯塔塔底油流程；二甲苯塔塔底的少量重芳烴先與除氧水換熱、再與除鹽水換熱至60 ℃作為柴油組分送出裝置；④二甲苯塔重沸爐為輻射對流型圓筒形加熱爐，煙氣送入聯(lián)合余熱回收系統(tǒng)。二甲苯塔增加側(cè)線氣相抽出后，重沸爐熱負荷為27.56 MW，通過提高爐膛溫度可滿足工藝介質(zhì)的加熱要求，輻射段不需改造，煙氣排煙溫度有所提高。

1.3.2 增加脫重組分塔方案 二甲苯塔塔底油先走原流程經(jīng)脫戊烷塔進料/重芳烴換熱器與脫戊烷塔進料換熱至200 ℃左右進入新增的脫重組分塔，塔頂油氣的冷凝熱負荷用來發(fā)生0.45 MPa蒸汽，經(jīng)蒸汽發(fā)生器塔頂油氣冷凝為液相進脫重組分塔塔頂回流罐，經(jīng)脫重組分塔回流泵加壓后，一部分作為回流進塔的頂部，其余部分至C9+餾分/除鹽水換熱器，按二甲苯塔塔底物流的原有換熱流程進行。脫重組分塔塔底少量重芳烴經(jīng)塔底泵抽出，先與除氧水換熱、再與除鹽水換熱至60 ℃作為柴油組分送出裝置。脫重組分塔塔底設(shè)重沸器，熱源用3.5 MPa蒸汽供熱，約需蒸汽12 t/h。

1.3.3 C9+芳烴脫重組分方案的確定 兩種方案的對比見表2。從表2可以看出，方案一能耗較低，且投資省，占地面積小，動改量較小。但該技術(shù)方案存在如下缺點：①方案實施對現(xiàn)有裝置影響大，實施時需要重整后分餾系統(tǒng)的脫碳六塔、脫碳七塔、二甲苯塔停工。②二甲苯塔與苯塔和甲苯塔熱聯(lián)合，如二甲苯塔提餾段增加氣相抽出，將增加二甲苯塔的操作難度，降低了該塔和苯塔、甲苯塔的操作穩(wěn)定性。③國內(nèi)同類流程連續(xù)重整裝置中，正在運行的采用二甲苯塔提餾段側(cè)線抽出方案的經(jīng)驗較少。方案二與方案一相比，投資、占地面積和能耗稍有增加，但更成熟可靠，方案實施相對簡單，對現(xiàn)有裝置運行幾乎無影響。經(jīng)過綜合權(quán)衡，特別是考慮到青島煉化3.5 MPa蒸汽不足及裝置平面布置問題，決定采用方案一，即二甲苯塔增加側(cè)線氣相抽出方案。

表2 兩種方案對比

2 二甲苯塔改造前后運行情況對比

2.1 操作參數(shù)

改造前后二甲苯塔操作參數(shù)對比見表3。從表3可以看出，與改造前相比，改造后二甲苯塔的塔頂壓力、塔頂溫度和回流比降低，塔底溫度升高，主要是因為增加了側(cè)線抽出，塔底組分變重，具體餾程見表4。因增加了側(cè)線抽出，需要二甲苯塔塔底重沸爐提供更多的熱負荷，降低塔頂溫度、回流比及塔頂壓力，可以相對降低塔的熱負荷，但要在保證產(chǎn)品質(zhì)量的前提下調(diào)整，保證混合二甲苯產(chǎn)品合格及側(cè)線抽出的餾程合格。另外，調(diào)整時還要考慮能否滿足脫碳六塔、脫碳七塔塔底的熱量需求。因此，改造后的實際值與設(shè)計值還存在一定的差距，原因如下：①塔底操作溫度較高，主要是因為設(shè)計塔底油的終餾點為224 ℃，而實際終餾點已經(jīng)達到330 ℃，當前塔底溫度暫時按305 ℃控制；②回流比小于設(shè)計值，主要是因為原料芳烴潛含量低，設(shè)計產(chǎn)二甲苯為49 t/h，目前平均產(chǎn)量僅為41.5 t/h左右，導(dǎo)致實際值與設(shè)計值存在偏差。

表3 改造前后操作參數(shù)對比

表4 改造后二甲苯塔塔底油餾程 ℃

2.2 汽油組分和重芳烴產(chǎn)出量

改造前后汽油組分和重芳烴產(chǎn)出量對比見表5。改造前汽油組分包括脫丁烷塔塔底油和脫碳七塔塔頂油，二甲苯塔塔底重芳烴改至催化裂化或儲運罐區(qū)；二甲苯塔增加側(cè)線抽出后，汽油組分包括脫丁烷塔塔底油、脫碳七塔塔頂油和二甲苯塔側(cè)線抽出組分，二甲苯塔塔底油作為重芳烴組分改至催化裂化裝置。由于塔底組分餾程干點比設(shè)計值高100 ℃，因此塔底溫度控制在305 ℃，塔底外甩量為8 t/h，比設(shè)計值高5 t/h。

表5 改造前后汽油組分和重芳烴產(chǎn)出量對比

2.3 產(chǎn)品質(zhì)量

側(cè)線汽油餾程及辛烷值見表6。由表6可見，改造后側(cè)線汽油終餾點在185～190 ℃，滿足汽油終餾點不大于205 ℃的控制指標，同時具有較高的辛烷值，其辛烷值達到105以上，有助于全廠汽油的調(diào)合。

表6 二甲苯塔側(cè)線汽油餾程及辛烷值 ℃

2.4 能 耗

連續(xù)重整裝置二甲苯塔增加側(cè)線后，裝置的燃料氣、蒸汽、除氧水、電量的消耗等略有變化，裝置能耗[5]也隨之有所降低，改造后燃料氣能耗增加15.07 MJ/t，中壓蒸汽能耗降低62.81 MJ/t，除氧水能耗增加23.03 MJ/t，電耗增加1.47 MJ/t，共節(jié)能降耗23.24 MJ/t。

3 結(jié) 論

(1) 通過增加二甲苯塔側(cè)線氣相抽出，可有效脫除C9+芳烴中的重組分，大幅降低重整汽油的終餾點。

(2) 改造后側(cè)線汽油終餾點在185～190 ℃，滿足汽油終餾點不大于205 ℃的控制指標，同時其辛烷值達到105以上，有助于全廠汽油的調(diào)合。

[1] 徐承恩.催化重整工藝與工程[M].北京：中國石化出版社，2006：30-36

[2] 李成棟.催化重整裝置技術(shù)問答[M].2版(修訂版).北京：中國石化出版社，2004：15-18

[3] 林世雄.石油煉制工程[M].3版.北京：石油工業(yè)出版社，2002：29-33

[4] 吳翔.重整裝置原料優(yōu)化調(diào)整及效果[J].石油化工技術(shù)與經(jīng)濟，2014，30(5)：13-16

[5] 史德文.催化重整裝置能耗分析及節(jié)能措施[J].石油石化節(jié)能與減排，2011(1)：14-18

ADDITION OF VAPOR PHASE SIDE-DRAW PIPE IN XYLENE TOWER TO REDUCE END POINT OF NAPHTHA FRACTION FROM CONTINOUS CATALYTIC REFORMER

Zheng Hai， Wang Yongcheng

(SINOPECQingdaoRefining&ChemicalCo.Ltd.，Qingdao，Shandong266500)

The end point of C9+distillates at the xylene tower bottom of the 1.8 Mt/a continuous catalytic reforming unit in SINOPEC Qingdao Refining & Chemical Co.Ltd. was about 250 ℃， resulting in overstandard end point of naphtha. To solve the problems， a vapor-phase stream side-draw pipe was added to the xylene tower. The vapor-phase stream was used as a fraction of gasoline blending component directly. The bottom fraction of the tower was used as a fraction of the diesel oil blending. The results indicate that the measures can effectively remove the heavy components in C9+fraction and reduce the end point of the naphtha.

continuous catalytic reforming； vapor-phase stream side-draw； mixed xylenes

2015-04-16； 修改稿收到日期： 2015-06-19。

鄭海，高級工程師，主要從事石油化工行業(yè)的工作。

王永成，E-mail：wangyongcheng.qdlh@sinopec.com。