二甲苯塔側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任公司，山東 青島 266500)

二甲苯塔側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任公司，山東 青島 266500)

連續重整 側線氣相抽出 混合二甲苯

中國石化青島煉油化工有限責任公司(簡稱青島煉化)1.5 Mt/a連續重整裝置自2008年5月一次開車成功后，為適應汽柴油產品質量升級的要求，配套建設了2.0 Mt/a加氫裂化裝置，可為連續重整裝置提供0.35 Mt/a加氫裂化重石腦油[1]。根據總流程上下游的配套關系，對連續重整裝置進行了適應性擴能改造，規模由1.5 Mt/a擴能至1.8 Mt/a，于2011年8月完成工程建設并開工。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 ℃，造成全廠汽油調合困難。為此嘗試增加二甲苯塔側線氣相抽出流程[2]降低重整汽油終餾點的技術方案。本文主要介紹該裝置實施技術改造后的效果。

1 二甲苯塔增加側線抽出改造

1.1 重整后分餾系統流程簡介

青島煉化連續重整裝置后分餾系統共有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關系。從圖2可以看出，隨著重整原料終餾點的提高，導致重整生成油的終餾點不斷升高。造成了C9+終餾點持續增加，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 ℃，且二甲苯質量分數不大于0.5%，重組分初餾點不低于190 ℃。根據設計要求，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關系

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 二甲苯塔增加側線氣相抽出方案 根據二甲苯塔塔底物料分析數據(表1)，對二甲苯塔下部增加側線氣相抽出方案進行模擬計算。計算結果表明：為了滿足側線氣相抽出可以達到C9+芳烴脫重組分的設計要求，其側線氣相抽出產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。二甲苯塔下部側線抽出的汽油組分經側線汽油蒸汽發生器冷凝為液相進入側線汽油緩沖罐，經過一系列冷卻后作為汽油調合組分送出裝置；塔底少量的重芳烴經過換熱降溫至60 ℃作為柴油組分送出裝置。

二甲苯塔增加側線氣相抽出方案主要改造內容：①將現有二甲苯塔第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側線抽出的油氣經側線汽油蒸汽發生器產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，煙氣送入聯合余熱回收系統。二甲苯塔增加側線氣相抽出后，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生0.45 MPa蒸汽，經蒸汽發生器塔頂油氣冷凝為液相進脫重組分塔塔頂回流罐，經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。但該技術方案存在如下缺點：①方案實施對現有裝置影響大，實施時需要重整后分餾系統的脫碳六塔、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、甲苯塔的操作穩定性。③國內同類流程連續重整裝置中，正在運行的采用二甲苯塔提餾段側線抽出方案的經驗較少。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，對現有裝置運行幾乎無影響。經過綜合權衡，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

改造前后二甲苯塔操作參數對比見表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線抽出，塔底組分變重，具體餾程見表4。因增加了側線抽出，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，但要在保證產品質量的前提下調整，保證混合二甲苯產品合格及側線抽出的餾程合格。另外，調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，主要是因為設計塔底油的終餾點為224 ℃，而實際終餾點已經達到330 ℃，當前塔底溫度暫時按305 ℃控制；②回流比小于設計值，主要是因為原料芳烴潛含量低，設計產二甲苯為49 t/h，目前平均產量僅為41.5 t/h左右，導致實際值與設計值存在偏差。

表3 改造前后操作參數對比

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出量

改造前后汽油組分和重芳烴產出量對比見表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；二甲苯塔增加側線抽出后，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，比設計值高5 t/h。

表5 改造前后汽油組分和重芳烴產出量對比

2.3 產品質量

側線汽油餾程及辛烷值見表6。由表6可見，改造后側線汽油終餾點在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合。

表6 二甲苯塔側線汽油餾程及辛烷值 ℃

2.4 能 耗

連續重整裝置二甲苯塔增加側線后，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，共節能降耗23.24 MJ/t。

3 結 論

(1) 通過增加二甲苯塔側線氣相抽出，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：石油工業出版社，2002：29-33

[4] 吳翔.重整裝置原料優化調整及效果[J].石油化工技術與經濟，2014，30(5)：13-16

[5] 史德文.催化重整裝置能耗分析及節能措施[J].石油石化節能與減排，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的工作。

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