催化裂化汽油分餾脫苯技術的應用

陳偉軍，王連超，熊啟強

(中國石油化工股份有限公司天津分公司，天津 300271)

苯是一種重要的化工原料和溶劑，但是苯為一類致癌物，對于人體的危害極大[1-3]。汽油作為石油加工的一種重要產品，會不可避免地含有苯組分。2019年實施的“國Ⅵ”汽油產品質量標準要求汽油中苯體積分數(shù)降到0.8%以下[1]。催化裂化汽油作為商品汽油一種重要的調和組分，其中苯體積分數(shù)一般為0.5%～1.3%[4-5]，中國石化天津分公司(簡稱天津石化)催化裂化裝置產出的催化汽油苯含量為1.3%，用于調和商品汽油需要加入異辛烷等組分來降低苯含量，成本較高，因此需要對其進行脫苯處理以降低生產成本。

目前，降低汽油苯含量的技術主要有苯加氫飽和技術、烷基化降苯技術、異構化降苯技術、分餾脫苯技術等。其中：苯加氫飽和技術汽油辛烷值損失多和氫耗大；烷基化降苯技術可以明顯降低苯含量并提高辛烷值，但該工藝需用專屬ZSM-5催化劑[6]；異構化降苯技術反應過程中催化劑易失活[7]。分餾脫苯是指將汽油中的苯富集并分離出來的過程，脫除苯后的汽油為脫苯汽油[5]；富苯餾分被分離出來后，可作為加氫原料或重整原料，或進入延遲焦化裝置、加氫裂化裝置、常減壓裝置的吸收穩(wěn)定系統(tǒng)進行后續(xù)處理。分餾脫苯技術較為成熟，投資較低、生產操作彈性較大、降苯效果較好。

天津石化1.3 Mt/a催化裂化裝置設計之初無脫苯裝置，為滿足汽油新標準，需增加脫苯流程。天津石化針對裝置情況，選擇分餾脫苯工藝可以有效利用舊裝置，提高經(jīng)濟效益。2020年通過將1 Mt/a乙烯項目及配套項目1.3 Mt/a蠟油加氫裂化裝置的舊分餾塔改造對催化裂化汽油進行分餾脫苯，有效降低了汽油中的苯含量。本文報道了天津石化催化裂化汽油分餾脫苯技術的實施情況，為相關企業(yè)提高設備資源化利用率提供參考。

1 分餾脫苯工藝流程

在綜合分析各種脫苯技術的基礎上，天津石化制定了催化裂化汽油分餾脫苯技術方案，其工藝流程如圖1所示。由圖1可知，催化裂化汽油原料經(jīng)進料-塔底油換熱器預熱，然后經(jīng)脫苯塔換熱器換熱，升溫至139 ℃，進入分餾塔(脫苯塔)抽出富含苯的餾分(簡稱富苯液)。分餾塔進料位置為第8層塔板，采用蒸汽汽提，汽提蒸汽線在第一層塔板以下，蒸汽流量約為1 t/h。

圖1 天津石化汽油脫苯工藝流程

分餾塔塔頂氣經(jīng)塔頂冷卻器(簡稱空冷器)冷卻至55 ℃后，再經(jīng)新增塔頂水冷卻器冷卻至40 ℃，進入分餾塔塔頂回流罐(D-202)。分餾塔塔頂油經(jīng)回流泵升壓后回流至分餾塔，部分塔頂汽油產品經(jīng)原分餾塔塔頂回流泵升壓后與分餾塔塔底油混合。分餾塔塔頂冷凝液經(jīng)分餾塔塔頂冷凝水泵升壓后送至含硫污水系統(tǒng)。

分餾塔設中段抽出富苯液流程，抽出位置為第19層塔板。富苯液進入汽提塔，采用蒸汽汽提流程，蒸汽流量約為200 kg/h，塔頂油氣返回分餾塔，返回位置為第22層塔板，塔底油經(jīng)富苯液泵升壓，經(jīng)富苯液水冷卻器(原柴油與脫氧水換熱器)冷卻至50 ℃后，送至乙烯裝置或常減壓裝置。

分餾塔塔底油經(jīng)分餾塔塔底泵升壓后，先經(jīng)進料-塔底油換熱器與進料換熱，再經(jīng)塔底水冷卻器冷卻至40 ℃，再與塔頂油混合后進入新增的產品汽油精脫水罐(D-204)脫水，脫水后的FCC汽油水含量可控制在200 mg/kg以內，出裝置送至S-Zorb裝置。

2 脫苯工藝實施方案

2.1 原 料

催化裂化汽油由天津石化的1.3 Mt/a催化裂化裝置生產，其主要性質見表1。

表1 催化裂化汽油的主要性質

由表1可知，該催化裂化汽油中的苯體積分數(shù)為1.3%，難以直接用于生產汽油產品。

2.2 裝置改造

根據(jù)天津公司實際情況，選取1 Mt/a乙烯項目及配套項目1.3 Mt/a蠟油加氫裂化裝置的分餾塔及其配套系統(tǒng)作為催化裂化汽油分餾脫苯工藝的分餾塔進行改造。改造內容主要包括1臺回流罐、5臺冷卻換熱設備及1臺空冷器、5臺機泵、1臺模塊式脫水罐及其附件、分餾塔上部塔板開孔和下部堵孔等。

2.2.1 靜設備改造

分餾塔為塔徑2 200 mm、38層塔板浮閥塔。經(jīng)核算，該塔塔徑符合操作條件要求，但需對塔內構件及管口進行調整。中段抽出位置由第25層塔板調整至第19層塔板，返回位置由第28層塔板調整為第22層塔板。

根據(jù)分餾塔的氣、液相負荷要求，由塔內構件廠家對塔板進行改造：由于塔內氣、液負荷變化很大，需要降低下部塔板的開孔率，因而對第1層至第8層塔板進行堵孔改造；提高中上部塔板的開孔率，因而增加第19層至第38層塔板的開孔；同時，由于第19層至第25層塔板涉及中段抽出口位置的調整，需調整塔內構件的支撐結構，但保持原降液管和受液板等；第9層至第18層塔板滿足操作要求，不需改造。

改造后，分餾塔可以滿足60%～120%負荷的操作彈性。由于分餾塔采用蒸汽汽提流程，汽油產品中含有水分，為滿足SZorb進料水含量要求，減少SZorb吸附劑損失，需對脫苯汽油進行脫水處理，因而新增汽油精脫水罐1臺，將脫苯汽油的水含量降至200 mg/kg以下。

2.2.2 冷卻換熱設備改造

根據(jù)工藝流程需要，新增加1臺硫化氫汽提塔塔底油/分餾塔進料換熱器，殼程物料為FCC汽油，管程物料為硫化氫汽提塔塔底油，并設置溫度控制調節(jié)系統(tǒng)。同時，將原有的冷進料原料油/加氫蠟油換熱器作為催化裂化汽油/塔底產品換熱器，并根據(jù)物料性質變化，將其管程污油線調整為輕污油線，管程增設了氮氣掃線。為保證分餾塔塔底油出裝置溫度為40 ℃，增設了1臺水冷卻器，其管程為循環(huán)水，殼程為塔底油。分餾塔塔頂回流油氣溫度控制為40 ℃，在空冷器后新增1臺水冷卻器，其管程為循環(huán)水，殼程為塔頂油氣，并在殼程設置氮氣掃線、輕污油管線。

2.2.3 動設備改造

動設備主要利用裝置原有泵體，包括中段回流泵、塔頂回流泵、塔頂冷凝水泵、富苯液泵、分餾塔塔底泵，并與相應的流量操作要求進行匹配。

2.3 工藝條件

綜合考慮各設備負荷，分餾塔操作工藝條件為：塔頂壓力0.15 MPa(表壓)，進料溫度139 ℃，塔頂溫度67 ℃，塔底118 ℃，側線采出溫度94 ℃。

3 技術應用結果分析

3.1 產品性質

表2 物料平衡

表3 富苯液的主要性質

表4 脫苯汽油的主要性質

3.2 經(jīng)濟核算

通過裝置改造，調合汽油中減少了異辛烷組分添加比例，其成本核算如表5，由表可見92#汽油成本降低了14.32元/t，95#汽油成本降低了13.3 元/t。按照目前汽油產量2.64 Mt/a計算，增加毛利潤約3 696 萬元/a；該脫苯分餾塔的能耗約為72 850 kJ/t，成本約為194.4 萬元/a，另外裝置改造總投入為577.67 萬元；因此，按照5年折舊率，脫苯分餾工藝應用后增加凈利潤為3 386.1 萬元/a。

表5 經(jīng)濟核算

綜上所述，采用分餾脫苯方法，只需對原有分餾設備進行簡單改造，即可實現(xiàn)催化裂化汽油中苯的富集，是一種較為簡便的催化裂化汽油的脫苯方法。本項目的成功實施，不僅為企業(yè)自身增加了經(jīng)濟效益，也為同樣具有相關需求的其他企業(yè)提供了技術范本。

4 結 論

采用汽油分餾脫苯技術，通過對原有分餾塔及其配套系統(tǒng)進行改造，成功實現(xiàn)了催化裂化汽油的有效分餾脫苯，將汽油中的苯體積分數(shù)從1.3%降至0.7%以下，滿足“國Ⅵ”調合汽油的質量要求。

該技術抽出的富苯液進入常減壓蒸餾裝置，進行輕烴回收，分離出的輕石腦油可作為乙烯裂解料，重石腦油可作為重整裝置原料，提高苯和芳烴收率，進一步提升效益。

該技術方案成功破解了煉油整體優(yōu)化的瓶頸，降低了調合汽油成本。該技術方案操作彈性較大，可根據(jù)實際需要增加脫苯塔的負荷，減少汽油中苯含量高的制約，提高催化裝置催化柴油的摻煉比例，增產汽油、提高效益。