惠州石化有限公司連續(xù)重整裝置工藝流程模擬與優(yōu)化

孟凡輝，紀傳佳，楊紀

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惠州石化有限公司連續(xù)重整裝置工藝流程模擬與優(yōu)化

孟凡輝，紀傳佳，楊紀

（中海油惠州石化有限公司，廣東惠州 516086）

以惠州石化有限公司200×104t/a連續(xù)重整裝置為研究對象，采用英國先進技術公司KBC的流程模擬軟件Petro-SIM，建立了預加氫部分、重整反應部分以及重整全流程模型，以期優(yōu)化裝置操作條件，改善裝置的生產瓶頸。應用該模型分別對重整加權平均反應入口溫度以及重整裝置的3條分餾塔進行了優(yōu)化分析。模擬結果得出，重整加權平均反應入口溫度在520.7～521.7℃時，重整操作條件最優(yōu)；預加氫產物汽提塔底溫度在235℃、塔壓在1.01MPa、進料溫度在171℃時達到最佳的分離效果；重整脫戊烷塔塔壓在1.02MPa、重整脫丁烷塔塔壓在1.0MPa時塔的操作最優(yōu)。通過實施優(yōu)化措施，將重整加權平均反應入口溫度由517.7℃提高至521℃，可增產芳烴2.7×104t/a，氫氣1.126×107m3/a；分別將汽提塔塔壓、脫戊烷塔塔壓以及脫丁烷塔塔壓由1.1MPa降至1.0MPa，共節(jié)約燃料氣3.528×106m3，多回收C6環(huán)烷烴2.306×104t/a。核算裝置效益，全年可實現(xiàn)節(jié)能效益197.9萬元，提升裝置經濟效益3128.8萬元。

連續(xù)重整裝置；模擬；模型；優(yōu)化；節(jié)能

中海油惠州石化有限公司連續(xù)重整裝置采用美國環(huán)球油品公司第三代超低壓連續(xù)重整專利技術，設計規(guī)模為2.0Mt/a。該裝置由0.8Mt/a預處理部分、2.0Mt/a重整反應部分及2043kg/h催化劑連續(xù)再生部分組成，為芳烴型生產裝置。圖1為連續(xù)重整裝置的工藝流程簡圖。

隨著國家對汽油硫含量要求的提高，催化重整作為生產高辛烷值汽油組分的重要手段得到了大力發(fā)展，同時連續(xù)重整裝置與PX聯(lián)合裝置配套生產芳烴已成為主要的趨勢，除此以外，催化重整還副產大量廉價的氫氣、液化石油氣等產品，在國民經濟發(fā)展中占據(jù)重要地位[1]。

惠州石化有限公司裝置預加氫部分采用全餾分加氫工藝，加氫后組分通過汽提塔進行分離，塔頂含硫碳五及燃料氣送往焦化裝置脫硫，塔底精制石腦油送往重整部分作為原料。由于裝置預加氫原料嚴重偏離設計原料，初餾點偏低（27～34℃），塔分離效果變差，塔頂空冷負荷、塔底都嚴重超負荷。另外，重整部分長期超負荷生產，如何優(yōu)化反應入口溫度，提升芳烴產量尤為重要。同時高負荷生產造成重整后分餾塔操作條件較差，期望利用建立的模型分析主要參數(shù)對系統(tǒng)分離效果的影響，優(yōu)化塔操作條件，消除生產瓶頸[2]。

Petro-SIM系列模型是基于煉油化工的基本原理，以嚴格的動力學與質能平衡的理論為基礎，加上煉油反應工藝專家多年的實際經驗及現(xiàn)場數(shù)據(jù)優(yōu)化確認從而建立的。惠州石化有限公司根據(jù)裝置的主要操作參數(shù)、產品要求以及關鍵控制條件，運用KBC公司研究開發(fā)的重整反應動力學模型REF-SIM和流程模擬軟件Petro-SIM，建立了預加氫部分、重整反應部分以及重整全流程與實際工況相吻合的模型[3]。建模過程數(shù)據(jù)采用2015年10月標定數(shù)據(jù)，首先通過Petro-SIM軟件模擬計算得出重整反應模型的標定因子，然后將其導入重整全流程模型中進行校核。通過對裝置進行模擬優(yōu)化，可改善重整裝置的操作工況，實現(xiàn)裝置經濟高效運行。圖2為建立的重整反應部分模型。

1 模型優(yōu)化實施項目

1.1 重整反應入口溫度優(yōu)化

反應溫度是控制產品質量的主要參數(shù)，實際生產中可以進行調整的是反應器的入口溫度。反應溫度的調整和控制，主要取決于保護催化劑和滿足產品質量要求兩個方面的因素。在通常情況下，每種類型的鉑重整催化劑都有一個較寬的使用溫度范圍，在這一范圍內使用，產品性質、收率和催化劑的穩(wěn)定性都是比較好的。但是，過高的反應溫度會引起裂化反應加劇，使產品液收降低、催化劑生焦速率加快[4]。

本次優(yōu)化控制重整反應氫油比、苛刻度不變，將重整加權平均反應入口溫度由517.7℃增加至528.7℃，通過模型計算優(yōu)化重整裝置操作參數(shù)。

1.2 各種分餾塔優(yōu)化

表1的對比結果表明，預加氫產物汽提塔、重整脫戊烷塔和重整脫丁烷塔的工藝參數(shù)實際值與模擬值吻合得比較好，進一步說明建立的模型可以準確地反應實際裝置的操作情況，能夠用來進行生產裝置優(yōu)化分析[5]。

表1 各塔工藝參數(shù)實際值與模擬值比較

1.2.1 汽提塔塔底溫度優(yōu)化

塔底溫度是控制塔底油初餾點的主要參數(shù)，塔底溫度偏低，會造成塔底產品初餾點偏低或帶水、硫含量和氮含量不合格。塔底溫度過高，也會造成塔底產品初餾點偏高；塔頂產物干點過高，同時對塔底重沸爐的負荷要求也要大，使能耗增加。因此，塔底溫度的變化對汽提塔產生重要影響。

本次優(yōu)化控制汽提塔頂抽出量、塔壓不變，將汽提塔底溫度由225℃提高至245℃，通過模型計算優(yōu)化汽提塔操作參數(shù)。

1.2.2 汽提塔塔壓優(yōu)化

由于常減壓直餾石腦油的初餾點偏低（27～34℃），為達到重整進料餾程要求，汽提塔重沸爐F102的負荷過大，在預加氫滿負荷（95t/h）的情況下，F(xiàn)102爐前壓力在0.25MPa左右，正常為0.15MPa。在相同分離效果和產品產量的情況下，降低塔壓可降低關鍵組分的分離難度，降低汽提塔塔頂和塔底溫度，從而實現(xiàn)降低加熱爐負荷。但由于壓力降低后，塔內的汽相負荷增加，導致塔盤上的不正常霧沫夾帶，對塔的正常操作不利，因此，塔的操作壓力不能太低[6]。

本次優(yōu)化控制汽提塔底精制石腦油產量保持不變，將汽提塔壓力由1.1MPa降至0.95MPa，通過模型計算優(yōu)化汽提塔操作參數(shù)。

1.2.3 汽提塔進料溫度優(yōu)化

在一定的操作壓力下，原料油進料溫度變化影響汽化率的變化。如果進料溫度太低，過冷進料將使進料口以下幾塊塔板的液相負荷增加，分餾效果降低。相反，進料溫度過高，將使進料口以上幾塊塔板的氣相負荷增大，嚴重時造成霧沫夾帶，也會影響分餾效率[7]。

本次優(yōu)化控制汽提塔底溫度不變，將汽提塔進料溫度由164℃提高至178℃，通過模型計算優(yōu)化汽提塔操作參數(shù)。

1.2.4 脫戊烷塔塔壓優(yōu)化

脫戊烷塔塔壓設計值為1.17MPa，一般控制范圍是0.75～1.2MPa，本裝置通過壓力控制器控制塔頂回流罐至重整增壓機入口空冷器的排放量來保證脫戊烷塔的壓力。脫戊烷塔分離效果要求塔頂苯含量盡量低，塔底C5含量盡量低。

本次優(yōu)化控制脫戊烷塔底重整生成油產量不變，將脫戊烷塔壓力由1.17MPa降至0.95MPa，通過模型計算優(yōu)化汽提塔操作參數(shù)。

1.2.5 脫丁烷塔塔壓優(yōu)化

脫丁烷塔塔壓設計值為1.2MPa，一般控制范圍是0.75～1.20MPa，本裝置通過調整回流罐至燃料氣系統(tǒng)的壓力調節(jié)閥來保證脫丁烷塔的壓力。脫丁烷塔分離效果要求塔頂C5含量盡量低，塔底C4含量盡量低[8]。

本次優(yōu)化控制脫丁烷塔底戊烷油產量不變，將脫丁烷塔壓力由1.2MPa降至0.95MPa，通過模型計算優(yōu)化脫丁烷塔操作參數(shù)。

2 優(yōu)化項目實施結果與討論

2.1 重整反應入口溫度優(yōu)化結果

圖3中隨著重整加權平均反應入口溫度提高，氫氣產量和芳烴產率（質量分數(shù)）不斷增加，產氫純度（摩爾分數(shù)）和C5+收率（質量分數(shù)）不斷下降。但是，反應溫度過高會引起裂化反應加劇，催化劑生焦速率加快。同時裝置生產控制指標要求重整生成油中芳烴產率≥74.81%，C5+收率≥90.03%，綜合加權平均反應入口溫度對產品收率及催化劑積炭的影響，由圖1可看出加權平均反應入口溫度在520.7～521.7℃時，重整操作條件最優(yōu)，這與裝置加權平均反應入口溫度技術協(xié)議規(guī)定值521℃相吻合。

2.2 汽提塔底溫度優(yōu)化結果

圖4中隨著汽提塔底溫度提高，汽提塔頂冷凝器負荷增加，塔底重沸爐負荷增加，塔底C6烷烴含量減少，塔頂C6環(huán)烷烴含量增加。綜合塔底溫度對塔頂、塔底負荷以及分離效果的影響，控制汽提塔底溫度在235℃時汽提塔的操作最優(yōu)。

2.3 汽提塔塔壓優(yōu)化結果

從圖5中看出，汽提塔壓在0.985～1.04MPa時，重沸爐F102負荷和冷凝器負荷較小。

重整原料中C6烷烴不是理想的重整原料，C6烷烴很少能轉化為苯，但卻有一部分裂解生成氣體烴，即使在較苛刻條件下，C6烷烴轉化為苯的轉化率也是很低的，但是C6烷烴裂解反應卻隨著重整苛刻度的增加而迅速增加，因此將C6環(huán)烷烴從塔頂分離出去有利于重整反應[9]。圖5中塔壓在1.01MPa左右時，汽提塔底C6烷烴和塔頂C6環(huán)烷烴達到最佳操作點，綜合塔壓對塔頂、塔底負荷以及分離效果的影響，控制塔壓在1.01MPa左右時汽提塔的操作最優(yōu)。

2.4 汽提塔進料溫度優(yōu)化結果

圖6中隨著進料溫度提高，汽提塔頂冷凝器負荷增加，塔底重沸爐F102負荷降低，塔底C6烷烴含量增加，塔頂C6環(huán)烷烴含量下降。重沸爐F102的設計負荷為8MW，綜合進料溫度對塔頂、塔底負荷以及分離效果的影響，控制進料溫度在171℃時，重沸爐負荷為6.55MW，冷凝器負荷為–5.116MW，此時汽提塔的操作最優(yōu)。

2.5 脫戊烷塔塔壓優(yōu)化結果

圖7、圖8中隨著塔壓降低，脫戊烷塔頂靈敏板溫度、塔底溫度同時下降；塔底C5含量和塔頂苯含量同時上漲，塔底爐負荷下降，塔頂冷凝器負荷上漲。重沸爐F205的設計負荷為8MW，實際生產中早已超負荷運行，降壓有利于降低重沸爐負荷，改善爐子操作情況。綜合塔壓對塔頂、塔底負荷以及分離效果的影響，控制脫戊烷塔壓在1.02MPa左右時，重沸爐負荷為10.76MW，冷凝器負荷 為–3.75MW，此時脫戊烷塔的操作最優(yōu)。

2.6 脫丁烷塔塔壓優(yōu)化結果

隨著塔壓降低，脫丁烷塔頂靈敏板溫度、塔底溫度、塔頂C5含量、塔底C4含量、塔頂冷凝器負荷、塔底爐負荷都隨之降低（圖9、圖10），說明降壓操作不僅有利于塔的分離效果，更有利于裝置的節(jié)能降耗。但由于壓力降低后塔內的汽相負荷增加，導致塔盤上的不正常霧沫夾帶，對塔的正常操作不利，因此，塔的操作壓力不能太低?？梢愿鶕?jù)目標產物質量及塔頂塔底負荷選擇適宜的操作 塔壓。

3 結論

本文通過建立連續(xù)重整裝置模型，對惠州石化有限公司重整裝置反應入口溫度以及3條分餾塔的操作條件進行了模擬優(yōu)化，通過實施相關優(yōu)化措施，得到以下幾點結論。

（1）將重整加權平均反應入口溫度由517.7℃提高至521℃，在滿足裝置生產控制指標的前提下，多生產芳烴27kt/a，多產氫氣1.126×107m3/a，去除C5+液收下降造成的影響，核算經濟效益全年增效2379.1萬元。

（2）自2009年開工以來，根據(jù)實際生產情況，汽提塔塔壓由1.1MPa降至1.0MPa，最低時達到0.98MPa；脫戊烷塔由1.1MPa降至1.0MPa；脫丁烷塔由1.1MPa降至1.0MPa。全年裝置開工時數(shù)按8400h計算，降壓操作后全年節(jié)約燃料氣352.8萬標立方米，節(jié)約1.0MPa蒸汽764×107t。核算經濟效益，按目前燃料氣價格4645元/t，1.0MPa蒸汽257元/t計算，全年可實現(xiàn)節(jié)能效益197.9萬元。同時由于優(yōu)化操作，汽提塔底C6環(huán)烷烴多回收2.746t/h，轉化為重整生成油中的苯，按照重整生成油和重整C5差價折算，全年可提升裝置經濟效益749.7萬元。

實踐表明，利用Petro-SIM建立的模型，能夠準確反應裝置的實際操作工況，為裝置解決生產瓶頸、提高產品質量提供了理論依據(jù)，可用于指導裝置生產，具有較好的經濟效益。

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Process simulation and optimization forCNOOC Huizhou company’s continuous reforming unit

MENG Fanhui，JI Chuanjia，YANG Ji

（CNOOC Huizhou Petrochemical Limited Company，Huizhou 516086，Guangdong，China）

Using the Petro-SIM software，technicians established the pretreatment model，the catalytic reforming reaction model and the complete continuous catalytic reforming（CCR）process model which reflecting the actual operating conditions of 200×104t/a reforming unit in Huizhou company of China national offshore oil corporation（CNOOC）．The results showed that the reforming conditions are optimal when the inlet temperature at 520.7—521.7℃. The hydrogenation product stripper’s bottom temperature at 235℃，the pressure at 1.01MPa and the feed temperature at 171℃. The best separation effect was obtained. The operation of the column is optimal when the reforming depentanizer’s pressure is at 1.02MPa and the reforming butane tower’s pressure at 1.0MPa. The models were applied to the analysis of reactor temperature and three fractionation columns，such as increasing the average weighted temperature from 517.7℃ to 521℃，the aromatics increased by 2.7×104t/a and hydrogen increased by 1.126×107m3/a. The pressures at the top of stripper tower，depentanizer and the butane tower were reduced from 1.1MPa to 1.0MPa respectively. The flue gas was decreased by 3.528×106m3and C6naphthenic increased by 2.306×104t/a. Effective measures have been adopted to improve the operation of reforming unit，energy savings for the unit totaled 1.979 million yuan and annual economic benefits totaled 31.288 million yuan.

continuous reforming unit；simulation；model；optimization；energy saving

TQ021.8

A

1000–6613（2017）07–2724–06

10.16085/j.issn.1000-6613.2016-2078

2016-11-14；

2017-01-04。

孟凡輝（1984—），女，碩士，主要從事重整裝置工藝技術工作。E-mail：muxinhun@163.com。