優化降低重整裝置汽油調和組分苯含量

王 添

（中國石化青島煉油化工有限責任公司，山東青島266500）

某煉化公司1 800 kt/a連續重整裝置，以常減壓裝置、柴油加氫裝置、加氫處理裝置提供的石腦油為原料，采用UOP3代超低壓連續重整反應與再生工藝技術，生產高辛烷值汽油組分及混合二甲苯和苯等芳烴產品，同時還副產含氫氣體、C6抽余油、液化氣及燃料氣等產品。通過全廠的平衡配置，高辛烷值汽油、C6抽余油和混合二甲苯可作為汽油調和組分。

由于受到海外原油變化的影響，催化裝置出產汽油中的苯含量超高，導致汽油池中的苯含量上升，汽油調和困難，而目前催化裝置沒有有效的調節手段。為解決汽油池中的苯含量偏高問題，作為生產汽油主要裝置之一的重整裝置，成為降低汽油中苯含量的關鍵點。

1 流程簡介

石腦油經過預加氫系統的脫除雜質、餾分切割之后，進入重整反應系統，反應產物經過氣液分離后，含氫氣體進入氫氣管網共全廠使用，反應生成油進入后分餾系統，依次分餾出C5-～C10+，出產液化氣、C6餾分、高辛烷值汽油組分以及混合二甲苯產品，其中C6餾分進入苯抽提繼續分離，出產C6抽余油和苯產品，流程見圖1。

圖1 裝置流程

2 優化方案

目前重整工藝技術研究表明，降低重整裝置汽油調和組分的苯含量主要方法有4種。

（1）選擇合適的重整操作方案，優化反應條件，降低反應壓力，改善催化劑性能。降低反應壓力，就降低了氫分壓，減少了加氫脫烷基（HAD）反應，從而減少苯的生成，但反應壓力涉及到裝置的初始設計，調整會對催化劑積碳、壓縮機運行等多方面產生影響，沒有充分的調整經驗，產生的影響不可控，所以反應壓力暫不調整［1，2］。

催化劑的性能對反應的影響較大，通過調整催化劑的組分等可以調整催化劑的功能，在一定程度上可以減少苯的生成，裝置目前的催化劑僅使用1 a，遠未到計劃的4 a，并且催化性能并未見明顯下降，同時由于催化劑昂貴，近期不做更換。

（2）切除原料中苯的前驅體。針對目前裝置處于超負荷狀態，后分餾系統以及后續的苯抽提系統操作困難、分離精度偏低的情況，通過提高精制石腦油初餾點來切除重整進料中苯的前驅體（如環己烷和甲基環戊烷），從而降低重整生成油中苯含量［3］，進而降低后分餾系統和苯抽提系統負荷，降低操作難度、提高分離精度。但此方法會降低苯產量，同時會損失部分氫氣，影響裝置經濟效益，違背公司的“降本增效”計劃，所以暫不考慮。

（3）從重整生成油中脫除苯。經過重整分餾系統分離出的富含苯的輕石腦油可以進一步加工，將苯通過飽和、開環、異構化、烷基化進行轉化，也可以通過芳烴抽提裝置抽出苯作為產品［4］，該裝置的苯抽提系統屬于第2種方式。由于苯抽提系統一直處于超負荷運轉狀態，許多參數調整受限，導致C6非芳和苯的分離精度不夠，不僅C6抽余油中的苯含量偏高，而且苯產量較低，可以通過優化操作、技改技措或是改造擴能來優化裝置操作、降低C6抽余油中苯含量。

（4）優化后分餾操作。后分餾系統出產高辛烷值汽油組分，根據不同物料產出量和苯含量的分析對比，通過測算得到合適的控制指標，利用Aspen流程模擬軟件對生產過程進行模擬，通過優化分餾塔操作，實現降低高辛烷值汽油中苯含量。

3 優化過程

雖然高辛烷值汽油、C6抽余油以及混合二甲苯均作為汽油調和組分，但是高辛烷值汽油組分是通常意義上的重整汽油，全部進入汽油池中，而C6抽余油由于辛烷值偏低、產量較小并且可以直接作為高附加值6#溶劑油產品，所以僅部分作為汽油調和組分使用，同時混合二甲苯組分為C8，不包含苯。所以降低重整裝置汽油調和組分苯含量，主要應以降低高辛烷值汽油中苯含量為主，以降低C6抽余油中苯含量為輔。

3.1 降低高辛烷值汽油組分苯含量

通過公司的整體統籌測算，高辛烷值汽油中苯含量控制指標由≤1.0%調整至≤0.5%。針對降低高辛烷值汽油中苯含量，利用Aspen流程模擬軟件進行模擬分析，通過優化分餾塔操作，測算不同操作條件下高辛烷值汽油中的苯含量，為實際操作調整提供數據支持和方向指引。為保留一定的操作波動余量，按照高辛烷值汽油中苯含量≤0.3%的標準進行測算。

3.1.1 操作現狀分析后分餾系統由5個分餾塔構成，反應生成油依次經過脫戊烷塔、脫丁烷塔、脫C6塔、脫C7塔和二甲苯塔，脫丁烷塔底油、脫C7塔頂油和側線汽油混合構成高辛烷值汽油。具體流程見圖2。

圖2 后分餾系統流程

要到達降低高辛烷值汽油中苯含量的目的，需要分別降低脫丁烷塔底油、脫C7塔頂油和側線汽油中的苯含量。目前的工況下，脫丁烷塔底油約占汽油的5%，苯含量無控制指標；脫C7塔頂油約占汽油的40%，苯含量控制指標為≤0.8%；側線汽油約占汽油的55%，組分為C9+以及少量C8，不含苯。經過測算，將脫丁烷塔底油、脫C7塔頂油中的苯含量控制＜0.66%即可保證高辛烷值汽油中苯含量≤0.3%。

3.1.2 優化過程由于脫丁烷塔和脫C7塔沒有分離苯的能力，所以降低脫丁烷塔底油、脫C7塔頂油中的苯含量的關鍵點在于調整脫戊烷塔和脫C6塔的操作，脫戊烷塔頂油的苯含量直接決定脫丁烷塔底油的苯含量，脫C6塔底油的苯含量直接決定脫C7塔頂油中的苯含量。由于目前裝置處于超負荷狀態，而脫C6塔的分離精度要求較高，頂油中甲苯含量要求不大于0.05%（防止C6進入苯抽提系統影響苯產品純度），所以可以適當降低脫C6塔的負荷，將部分C6組分經脫戊烷塔頂油拔除，以免影響脫C6塔分離效果。

經過計算，可將脫丁烷塔底油中苯含量指標放寬至低于1.0%，脫C7塔頂油中苯含量指標縮小至低于0.6%。

（1）對脫戊烷塔操作進行模擬分析。

脫丁烷塔底油的苯全部來自脫戊烷塔頂油，所以必須控制脫戊烷塔頂油中苯含量。根據分析測算，脫丁烷塔底油苯含量大約為脫戊烷塔頂油苯含量的2倍，那么脫戊烷塔頂油苯含量需控制低于0.5%。

調整脫戊烷塔頂靈敏板的溫度，對控制苯經頂油拔出量起關鍵作用。設定脫戊烷塔塔壓為0.88 MPa，回流比0.61（R/F），以頂油中苯含量為自變量，靈敏板溫度為因變量，對脫戊烷塔操作進行模擬分析，并查詢歷史操作數據進行對比檢驗，結果見表1。

表1 脫戊烷塔模擬分析及數據對比

由表1可知，模擬值與歷史操作數據基本一致，說明模擬具有一定的可信性。預留1部分操作波動余量，調整脫戊烷塔頂靈敏板溫度至124.5℃，即可保證脫戊烷塔頂油中苯含量低于0.5%，進而保證脫丁烷塔底油苯含量低于1.0%。

（2）對脫C6塔操作進行模擬分析。

脫C7塔頂油的苯全部來自脫C6塔底油，所以脫C6塔底油中苯含量為控制點。根據分析測算，脫C7塔頂油苯含量約為脫C6塔底油苯含量的3倍，則脫C6塔底油苯含量需控制在低于0.2%。

在保證脫C6塔頂油的甲苯含量控制指標低于0.05%的情況下，提高脫C6塔塔底溫度，對降低塔底油中的苯含量起關鍵作用。設定脫C6塔塔壓0.043 MPa，回流比0.52（R/F），以脫C6塔底油苯含量為自變量，脫C6塔塔底溫度為因變量，對脫C6塔操作進行模擬分析，并查詢歷史操作數據進行對比檢驗，模擬結果見表2。由表2可知，脫C6頂油甲苯含量模擬值與歷史操作數據基本一致，說明模擬具有一定的可信性。預留1部分操作波動余量，調整脫C6塔塔底溫度至154.5℃，即可在保證脫C6塔頂油的甲苯含量低于0.05%的情況下保證脫C6塔底油中苯含量低于0.2%，從而保證脫C7塔頂油苯含量低于0.6%。

表2 脫C6塔模擬分析及數據對比

3.1.3 優化效果依據流程模擬結果，優化后分餾系統脫戊烷塔和脫C6塔的操作，調整脫戊烷塔頂靈敏板溫度至124.5℃，脫C6塔塔底溫度至154.5℃，即可保證脫丁烷塔底油、脫C7塔頂油中的苯含量在控制范圍內，從而降低重整汽油中苯含量至不大于0.3%，保證公司要求的≤0.5%指標的要求。近期高辛烷值汽油組分中苯含量趨勢明顯下降，并且保持在不大于0.3%，見圖3。

圖3 高辛烷值汽油組分中苯含量趨勢

高辛烷值汽油組分苯含量的降低，對降低汽油池中的苯含量起到關鍵作用。

3.2 降低C6抽余油苯含量

3.2.1 操作現狀分析苯抽提系統包含2個塔：抽提蒸餾塔C-401和溶劑回收塔C-402，自后分餾系統脫C6塔頂分餾出的C6首先進入C-401，在溶劑的作用下進行抽提蒸餾，塔頂分離出非芳（C6抽余油），塔底富含苯的富溶劑進入C-402，通過減壓蒸餾對富溶劑進行苯和溶劑分離，苯經C-402頂抽出，脫除苯后的貧溶劑經C-402底返回C-401，從而形成溶劑循環。苯抽提系統流程見圖4。

圖4 苯抽提系統流程

影響C6抽余油中苯含量的操作因素有：進料量及苯含量、C-401的操作、溶劑質量以及貧溶劑中苯含量。

作為后分餾系統的下游系統，進料量受限于重整裝置的處理負荷，沒有調整空間，同時經過后分餾的優化調整后，進料中的苯含量保持穩定；目前C-401操作較為平穩，無較大波動；據化驗分析數據，溶劑質量保持良好，無老化、發泡現象。

貧溶劑中苯含量持續偏高，是導致C6抽余油中苯含量的主要原因。由于C-401的貧溶劑進料口位于塔的上部，并且經過換熱后的貧溶劑溫度降低、溶解度下降，若貧溶劑攜帶過多的苯很容易在低溫下分離進入到塔頂，導致C6抽余油苯含量升高。而C-402操作狀態直接關系到貧溶劑中苯含量，若富溶劑中苯含量不能拔除干凈，不僅會直接導致苯的收率降低，而且會導致貧溶劑中苯含量偏高。所以優化C-402操作是降低C6抽余油苯含量的關鍵。

在C-402操作中，底溫控制對苯與溶劑的分離起關鍵作用。為了防止C-402底溫超溫而導致溶劑老化分解，目前C-402底溫控制方案，是以C-402底出口溫度作為控制目標，底部再沸器凝結水流量作為主要控制手段，同時結合APC（Advanced Process Control，先進控制系統）的多變量預測控制的特點，將C-402塔頂回流、C-401進料溫度等作為輔助控制手段，來共同控制C-402底溫。但是C-402底出口溫度受塔壓影響較大，而塔壓受塔頂回流溫度影響較大，在目前苯抽提超負荷工況下，塔頂回流溫度控制手段受限，進而導致塔壓控制受限，塔壓波動較大。所以若以C-402底出口溫度作為控制目標，則不能及時跟隨塔壓的變化而變化，從而導致C-402操作波動，苯與溶劑的分離效果得不到保證，近期貧溶劑中苯含量最高已至0.17%，此時C6抽余油中苯含量可達0.6%，但是通過公司測算需要≤0.5%，還需進一步優化降低。

3.2.2 優化過程為了降低C-402的操作波動，穩定并降低貧溶劑中苯含量，需要優化C-402底溫控制方案，來克服塔壓的波動對C-402操作產生的影響。據長時間的觀察分析以及翻閱資料，發現C-402塔底靈敏板溫度與溶劑中苯的拔出率呈正相關關系［5］。如果靈敏板溫度低，則溶劑中苯的拔出率下降，貧溶劑中的苯含量增加，導致C6抽余油中苯含量升高；反之，則C6抽余油中苯含量下降。所以優化C-402塔底靈敏板溫度，是提高苯與溶劑分離效果的關鍵。更改C-402底溫控制方案，采用“C-402靈敏板溫度（TIC-1）——塔底再沸器凝結水流量（FIC-1）”串級控制，即通過控制塔底再沸器凝結水流量來達到控制靈敏板溫度的作用，控制方案見圖5。

圖5 優化后C-402底溫控制方案

同時對C-402操作進行模擬分析，探索新的控制方案的操作參數。

將C-402塔壓設定為50 KPa，塔底靈敏板溫度為因變量，貧溶劑中苯含量為自變量，對C-402操作進行模擬分析，探究塔底靈敏板溫度與貧溶劑中苯含量的關系。模擬結果見表3。

表3 溶劑回收塔C402塔底靈敏板溫度模擬結果

由表3可以看出，隨著C-402塔底靈敏板溫度的提高，貧溶劑中的苯含量逐步降低，塔底靈敏板溫度達到150℃時，貧溶劑中苯含量已降低至0.021%，苯與溶劑的分離精度已達到較高水平，此時C6抽余油中苯含量可降至低于0.1%，進一步提高塔底靈敏板溫度會有損失溶劑的風險，所控制150℃較為適宜。

但是隨著天氣溫度的升高，C-402塔頂回流溫度由于受限于空冷設備，也在不斷的升高。為防止C-402底溫超高而造成溶劑老化分解，提高塔底靈敏板溫度的同時也需要考慮塔壓的升高對塔底出口溫度的影響。將塔底靈敏板溫度設為150℃，以C-402塔壓為因變量，塔底出口溫度為自變量，對C-402進行模擬分析，結果見表4。由表4可以看出，隨著塔壓的升高，保持靈敏板150℃不變的情況下，塔底出口溫度在不斷的上漲。塔壓升至60 kPa的時候，塔底溫度已至178.2℃，已有產生溶劑老化分解的風險。所以塔壓維持在60 kPa以下比較適宜。

表4 溶劑回收塔C-402塔壓模擬結果

3.2.3 優化效果隨后將模擬結果應用于實踐，并且為了保證塔壓低于60 kPa，防止C-402塔頂回流溫度受限，實施了沖洗塔頂空冷器、投用預冷設施等措施，通過維持塔頂冷后溫度來調整塔壓。實施效果顯著，C6抽余油中苯含量大幅下降，最低可至0.01%，趨勢見圖6。

圖6 C6抽余油中苯含量趨勢

C6抽余油中苯含量的降低，有助于降低全廠汽油池中的苯含量。

4 結論

降低重整裝置汽油調和組分苯含量，應以降低高辛烷值汽油中苯含量為主，降低C6抽余油中苯含量為輔。根據廠控指標進行分析測算，通過對后分餾系統脫戊烷塔和脫C6塔的操作進行模擬分析，成功實現將高辛烷值汽油中苯含量由0.6%降至≤0.3%；優化C-402底溫控制方案，并模擬探索新控制方案的操作參數，同時采取沖洗空冷、投用預冷器解決塔壓調節受限問題，使C6抽余油中苯含量大幅降低，最低可至0.01%。成功解決全廠汽油調和困難問題。