催化重整裝置提高效益的措施

李莜

（中國石油大慶石化公司煉油廠，黑龍江 大慶 163711）

由于疫情影響，市場對石油化工產(chǎn)品的需求量大幅下降，導致一些化工原料的價格產(chǎn)生較大波動。其中石油苯（以下簡稱苯）的價格下跌幅度較大，已低于生產(chǎn)苯的原料價格。催化重整裝置苯抽提單元如果繼續(xù)生產(chǎn)苯，勢必影響企業(yè)的經(jīng)濟效益。文中介紹了某石化公司催化重整裝置通過合理調(diào)整部分單元的工藝控制參數(shù)來實現(xiàn)抽提單元停運，停產(chǎn)苯，增產(chǎn)合格的高辛烷值汽油。

1 裝置簡介

某石化公司催化重整裝置以常減壓裝置的初頂、常頂石腦油和來自加氫裂化裝置的加氫裂化重石腦油為原料，主要產(chǎn)品有高辛烷值汽油、苯，副產(chǎn)品有氫氣、戊烷油、瓦斯氣。裝置設計操作時間為8 000 h/a，重整部分處理量為30×104t/a，抽提部分處理量為8×104t/a。

2 停運抽提單元增產(chǎn)高辛烷值汽油面臨的問題

2.1 高辛烷值汽油中苯的含量

隨著環(huán)保意識提高及汽車尾氣污染嚴重，環(huán)保法規(guī)對汽車尾氣排放的限制日趨嚴格［1］。燃油汽車排放的尾氣中的苯是造成空氣污染的重要因素。苯的毒性較強，是1類致癌物質。為此，車用汽油中對苯的含量限制日漸嚴格［2］。按照中國現(xiàn)行標準，成品車用汽油中苯的含量應≯0.8%［3］。

該催化重整裝置正常生產(chǎn)流程中，重整生成油進入脫戊烷穩(wěn)定塔T202。戊烷油經(jīng)塔頂排出，C6、C7組分經(jīng)側線送至抽提單元，剩余C8及以上組分經(jīng)塔底排出作為高辛烷值汽油送出裝置。當抽提單元停運時，C6、C7組分將進入塔底導致高辛烷值汽油中苯的含量超標，進而影響全廠調(diào)和汽油中苯的含量。

2.2 裝置熱載體系統(tǒng)熱量平衡

催化重整裝置熱載體系統(tǒng)利用加熱爐對流室余熱為裝置部分換熱器提供熱源。熱載體系統(tǒng)設有2級壓控，1級換熱器有換H102、換H104、換H206，2級換熱器有換H309/1.2、換H316。

催化重整裝置熱載體系統(tǒng)工藝流程見圖1。

熱載體首先自容R401經(jīng)泵B401分別送至4合1爐對流室和3合1爐對流室取熱，不足的熱量由爐L401提供。被加熱后的熱載體經(jīng)上述換熱器后返回至容R401完成循環(huán)。其中換H309/1.2、換H316均為抽提系統(tǒng)換熱器。

經(jīng)計算，若抽提系統(tǒng)停止運行，剩余換熱器的合計取熱量要小于4合1爐對流室和3合1爐對流室所提供的熱量。如此會導致隨著熱載體的循環(huán)運轉，整個熱載體系統(tǒng)的溫度會越來越高。而容R401為敞口容器，當熱載體返回容R401的溫度超過230℃時就會導致熱載體發(fā)生自燃。

3 解決方案

3.1 調(diào)整工藝參數(shù)，降低苯含量

重整反應中生成的苯主要源自如下反應過程：（1）環(huán)己烷（CH）脫氫；（2）甲基環(huán)戊烷（MCP）異構脫氫；（3）C6烷烴環(huán)化脫氫；（4）烷基苯脫烷基脫氫反應。其中前3類反應是苯的主要生成途徑［4］，即環(huán)己烷、甲基環(huán)戊烷和C6烷烴是重整反應中生成苯的前驅體。

原料中環(huán)己烷幾乎100%轉化為苯，約50%的甲基環(huán)戊烷和20%的C6烷烴轉化為苯［5］，若在預分餾系統(tǒng)中將前驅體脫除，即可降低重整生成油中的苯含量，以保證高辛烷值汽油中苯含量合格。

該裝置預分餾塔設計工況為塔頂脫除C5及以下組分，若要充分脫除環(huán)己烷、甲基環(huán)戊烷等C6組分需提高塔底溫度，提高塔頂拔出率。在生產(chǎn)調(diào)整中先將預分餾塔底溫度由160℃提升至168℃。

此2種工況下得到的原料油組成見表1。

表1 不同塔底溫度下原料油的組成

由表1可見，通過提高塔底溫度可有效切割原料油中苯的前驅體。將加氫裂化重石腦油初餾點由84℃升至96℃，蒸發(fā)脫水塔底溫度由198℃升至209℃。調(diào)整前、后重整進料和重整生成油組成見表2、3和表4、5。

表2 調(diào)整前重整進料的組成/%

表3 調(diào)整前重整生成油的組成/%

表4 調(diào)整后重整進料的組成/%

由表中數(shù)據(jù)可以看出，通過調(diào)整加氫裂化重石腦油初餾點和蒸發(fā)脫水塔的塔底溫度，重整生成油中苯的含量有較大幅度的下降,保證了抽提系統(tǒng)停工后塔T202底產(chǎn)出的高辛烷值汽油完全可以滿足分廠對汽油調(diào)和苯含量的要求。

表5 調(diào)整后重整生成油的組成/%

3.2 熱載體系統(tǒng)熱量平衡

抽提系統(tǒng)停運后，汽提塔底重沸器H309/1、2和白土塔進料加熱器H316將停運，導致熱載體取熱量下降［6］。

根據(jù)公式Q=cmΔt計算，3臺換熱器合計取熱量Q1=9 700 MW，熱載體加熱爐L401加熱量Q2=7 360 MW，ΔQ=Q1-Q2=2 340 MW。

由此可見即使熱載體加熱爐L401停運，也將剩余熱量2 340 MW，出現(xiàn)熱量過剩，無法達到熱平衡。此時熱載體返回熱載體罐R401的溫度將提高至225～230℃，已經(jīng)超過了熱載體罐的設計溫度220℃，無法滿足其安全使用要求。

由于熱載體罐R401為敞口罐，正常生產(chǎn)中與空氣接觸，且熱載體成分為400SN潤滑油基礎油，其開口閃點為230℃，當熱載體返回R401的溫度達到225～230℃時，熱載體發(fā)生自燃的安全風險較高。熱載體系統(tǒng)原設計有熱載體冷卻器H401,由于該冷卻器使用年限較長已報廢停用。故需要尋找其他途徑對熱載體進行取熱。

由于汽提塔T303可進行單塔水循環(huán)，若維持T303單塔水循環(huán)，可用T303底重沸器H309/1.2對熱載體系統(tǒng)進行取熱。所需水循環(huán)量m可由下式計算得出：

經(jīng)計算所需水循環(huán)量m=1 036 kg/h，即T303水循環(huán)量1 036 kg/h即可滿足熱載體取熱的需求。

4 實際操作及效果

催化重整車間于2020年8月13日按計劃進行抽提單元停工，具體操作調(diào)整如下：

（1）提高預分餾塔T101底溫度，由157℃提至172℃，提高預加氫進料初餾點至95.5℃；

（2）提高T201底溫度，由198℃提至210℃，提高重整進料初餾點至95.5℃；

（3）重整生成油中苯含量由4.3%下降至1.94%，經(jīng)過重整反應生成的苯減少10 t/d。

具體增效如下：

（1）停運離心泵3臺，節(jié)約電能1 068 kW·h/d，折合人民幣600元/d；

（2）停運蒸汽加熱器1臺，節(jié)省蒸汽50.4 t/d，折合人民幣11 000元/d；

（3）停冷卻器3臺，節(jié)省循環(huán)水4 680 t/d，折合人民幣1 500元/d；

（4）停熱載體加熱器1臺，節(jié)省瓦斯386.6 Nm3/d，折合人民幣400元/d；

（5）增產(chǎn)高辛烷值汽油60 t/d，扣除苯停產(chǎn)的影響，實際增效折合人民幣68 000元/d。

該方案實施后，不但增效81 500元/d，達到了提質增效的目的，同時也減輕了崗位操作人員的勞動強度。

5 結束語

通過調(diào)整預分餾操作可有效的切除環(huán)己烷、甲基環(huán)戊烷、六元烷烴等苯的前驅體，降低重整生成油中苯含量，使其滿足汽油調(diào)和苯含量的要求。同時預分餾系統(tǒng)切割出的輕石腦油可以作為原料輸送至乙烯裂解裝置，提高乙烯產(chǎn)量，獲得更大的經(jīng)濟效益。