煉廠芳烴生產優化分析與實踐

壽建祥

（中國石化鎮海煉化分公司，浙江寧波 315207）

中國石化鎮海煉化分公司（簡稱鎮海煉化）是國內大型煉化一體化企業，目前具有2 300萬t/a原油綜合加工能力，規模在國內煉油企業中多年居于前列，芳烴產量超過100萬t/a。結合鎮海煉化芳烴生產裝置的特點和實際情況，對芳烴裝置生產優化進行分析，以期更好地指導生產實踐。

1 芳烴生產概況

鎮海煉化的芳烴生產由兩套生產能力分別為100萬t/a和120萬t/a的連續重整裝置提供基本芳烴原料，以120萬t/a歧化與烷基轉移裝置、初始設計45萬t/a對二甲苯分離裝置為芳烴生產核心裝置、輔以64萬t/a芳烴抽提裝置與45萬t/a苯抽提裝置，構成了鎮海煉化煉油芳烴生產鏈，見圖1。

由圖1 可知，鎮海煉化分公司芳烴生產鏈以重整裝置為龍頭，芳烴分餾為紐帶，芳烴抽提和苯抽提主要用于分離苯和甲苯，歧化和異構化提高吸附分離進料量和PX產量，高純度PX產品是整個生產鏈的關鍵目標產品，同時輔產苯、甲苯等。

2 芳烴生產優化途徑分析

2.1 精細化管理，拓寬芳烴資源

鎮海煉化芳烴生產原料以一次加工石腦油為主，輔以加氫裂化重石腦油，在一次加工裝置的石腦油資源不足時，為拓寬重整料資源，將柴油加氫粗汽油也作為重整料，保證重整裝置的高負荷運行。

雖然鎮海煉化原油一次加工量超過2 100萬t/a，但是由于石腦油除了供應兩套重整裝置外，還需要部分供應100萬t/a乙烯裝置以及每年外供兄弟單位百萬噸乙烯原料，所以整個公司石腦油資源相對緊張。為向芳烴生產裝置提供充足的石腦油資源，120萬t/a（擴能改造后）高壓加氫裂化裝置以及150萬t/a輕油型中壓加氫裂化裝置先后完成了多產化工原料改造。

2.1.1 優化原油采購，確保重整裝置原料芳潛

圖1 鎮海煉化煉油芳烴生產鏈

近年來國際原油價格波動幅度較大，為了進一步降低原油采購成本，鎮海煉化采購的含硫、高酸、重質原油量大幅上升。為了增產芳烴，在原油資源的選擇上，盡可能照顧到重整裝置的需要，選擇一些芳潛含量高的原油資源，保證重整裝置原料，增產芳烴。如伊輕油的石腦油芳潛較高，該公司在原油資源的組織上，盡量保證伊輕油的供應，滿足重整料的需要。另外，為了保證重整裝置原料的高負荷運行，該公司還選擇性地外購部分高芳潛的重整料，并將低芳潛的石腦油置換出來，保證了重整裝置進料的芳潛。

2.1.2 強化管理，避免重整料污染

含硫、高酸、重質原油的加工，容易引起常減壓常頂換熱器腐蝕泄漏導致重整料受污染。一方面優選常減壓裝置的破乳劑、緩蝕劑注入方案，保證電脫鹽裝置的脫鹽效果，另一方面加強對常頂換熱器泄漏情況監控，并增加在線監測比色等指標設施，一旦發現重整料外觀異常及時安排切出處理，確保重整原料不受原油或黑色顆粒的影響，從而保證了重整裝置的長周期、高苛刻度運行。

2.1.3 拓寬重整原料資源，增加芳烴產量

加氫裂化重石腦油芳烴潛含量高、雜質含量低，是優質的重整原料。為了增加加氫裂化重石產量，通過實施加氫裂化裝置生產方案的優化，盡可能將輕石腦油中C6、C7 組分分離出來，避免C6N和C7N從輕石中流失，增加了重石腦油的產量。僅此一項，公司先后增產重石腦油超過20萬噸，為重整裝置提供了優質的石腦油資源。

2.1.4 加強重整原料組分切割控制，充分發揮重整裝置有效能力

增加重整進料中生成芳烴的有效組分，盡量避免低芳潛的石腦油調入重整料，是重整裝置原料管理中必須重視的課題，也是增產芳烴的關鍵。

為了實現芳烴產量最大化，在常減壓裝置允許的條件下，盡量調低重整料干點；重整裝置初餾點也盡量控制在C6N不流失的水平，以提高重整生成油中C6～C9芳烴量。在操作控制上，強調精細化，將傳統的重整進料初餾點控制方法逐步按組成分析數據去控制，確保重整進料的有效組分增加，避免芳潛低的原料進重整裝置；在石腦油資源充足的情況下，嚴格控制進重整裝置的增產芳烴的有效組分，這樣做，既使得重整料的芳潛增加，又騰出裝置的有效處理能力，使重整裝置現有能力得到有效的發揮。

2.2 消除瓶頸，裝置提溫提負荷，提高芳烴產率

為解決重整裝置因提高反應苛刻度加熱爐出現的瓶頸問題，在重整裝置反應加熱爐試用新型火嘴。火嘴更換后，各反應爐爐膛溫度趨于均衡，可調節能力增強，為提高重整反應苛刻度創造了條件。加權平均入口溫度由530.5℃提高到533℃。提溫后，穩定塔底重整汽油中芳烴含量由70.4%提高到72.8%，辛烷值約增加0.3，芳烴產率由63.2%提高到65.5%，效果較明顯。重整裝置加熱爐火嘴改造后，重整反應苛刻度提高，改造前后各項指標變化情況見表1。

從表1 可以看出，提溫前后重整進料量和反應壓力維持不變，將重整反應溫度從530℃提高到

表1 重整裝置加熱爐火嘴改造前后各項指標對比

533℃后，重整汽油辛烷值提高0.3個單位，重整汽油芳烴產率增加約1.3%。

重整裝置在保持高負荷高苛刻度平穩運行的前提下，千方百計提高重整裝置重整進料，Ⅲ套重整裝置由115 t/h提到124 t/h（107%設計負荷），反應溫度最終提到533℃；Ⅳ套重整裝置重整進料165 t/h（110%設計負荷），反應溫度控制在532℃。兩套重整裝置的高負荷高苛刻度平穩運行，為下游芳烴回收裝置的優化增產創造了良好的條件。

2.3 充分發揮歧化裝置的作用，增產芳烴

2.3.1 提高歧化負荷，優化PX 聯合裝置進料組成

制約PX 聯合裝置增產的主要瓶頸為吸附劑處理量已達到飽和，吸附塔壓（流）控閥接近全開，要在這種狀況下增產PX 產品，必須優化吸附分離裝置的進料組成，提高進料中的PX 含量，在保持吸附塔進料量不變的情況下，達到增產PX 產品的目的。表2 列舉了歧化裝置開工前后吸附分離進料組成的變化。從中可以看出，歧化裝置開工后，吸附分離進料中EB含量大大減少，而PX含量增加許多，為增產PX產品創造了條件。

2.3.2 優化歧化進料組成，改善產品分布

歧化裝置具有利用C9A通過烷基轉移反應生成二甲苯，并可改變進料芳烴中C7A/C9A比例來調節產物中二甲苯與苯的分布的特點，隨著新鮮進料中C9A比例的上升，增加了C8A的收率而降低了苯的收率，同時為了保持相同的總轉化率就需要稍微提高反應溫度，但必須考慮到對催化劑壽命的影響。

表2 歧化開工前后PX 裝置進料組分變化

通過合理調配全廠的資源分配來提高歧化新鮮進料中C9A 比例，一方面可以達到增產C8A 的目的，另一方面，因C9A的單程轉化率較C7A高，歧化總轉化率增加，循環量降低，從而可以減少操作費用。

HAT-096 催化劑要求進料中C7A/C9A 比例為1.22～4，反應溫度350～430℃，而運行中C7A/C9A達到1.25，溫度363℃，如果C7A/C9A按1.22控制，則可以多處理C9A 1.3 t/h，在增加重芳烴附加值的同時也提高了C8A的產量。

2.3.3 充分利用分餾系統，提高OX產量

歧化裝置設計范圍較廣，除了甲苯歧化工藝單元，還包括完整的芳烴分餾系統，即苯－甲苯分餾單元和二甲苯分餾單元，具體包括甲苯歧化反應單元、汽提塔、苯塔、甲苯塔、二甲苯塔、鄰二甲苯塔和重芳烴塔。合理利用分餾系統的富裕負荷可達到降本增效的目的。

PX聯合裝置OX產品塔T403目前超負荷運行，增產潛力不大，而歧化OX 產品塔T105 負荷只有90%，二甲苯分餾塔T104負荷83%左右，富含OX組分的異構物料大量進入PX 裝置二甲苯再蒸餾塔T401造成了OX的浪費，因此可以考慮在保證T401塔頂物料PX含量的前提下，減少進入T401增加進入T104的異構物料，以生產更多的OX產品。

優化歧化裝置二甲苯塔T104 及鄰二甲苯塔T105 的操作，通過塔頂回流及塔底氣化率的調整，盡量增大T104塔底OX組分的濃度，同時在操作中盡量減少T105塔底OX組分的損失，從而可以有效地增加OX回收率。

2.3.4 優化汽提塔及苯塔操作，提高苯產品產量

歧化裝置汽提塔T101物料頂外排至輕烴系統，塔頂組分中苯含量占到60%以上，因此可以對汽提塔以及苯塔進行優化調整操作，以達到增產苯產品的目的。首先，通過穩定操作盡量減少汽提塔T101頂物料的外排，有效減少塔頂苯組分的損失；其次通過優化調整苯塔T102的操作，在保證塔底組分沒有苯的前提下，減少拔頂苯的采出，從而有效增加側線苯產品的產量。

2.3.5 依靠科技進步，擴大對二甲苯產能

近年來，隨著石油重質化趨勢的加劇以及PX裝置擴能需求的增加，最大化生產PX的需要對歧化裝置提出了更高的要求。因此，擴大重芳烴的利用率來增加C8A 產率和PX 產能是歧化行業近期面臨的一個重大課題。

為了適應這種挑戰且在芳烴裝置關鍵設備如反應器和壓縮機不作改動的情況下滿足擴能改造的需要，上海石油化工研究院研究開發了新型的HAT-099系列甲苯歧化和烷基轉移催化劑，表3列出了鎮海歧化裝置現有歧化催化劑HAT-096與新型的HAT-099的性能指標。

通過比較可以發現，HAT-099催化劑的處理能力得以大幅度提升，相同數量的HAT-099催化劑比HAT-096 有較高重芳烴處理能力，反應進料中C10含量最高可以達到15%，而氫烴比卻更低，完全可以滿足現有裝置在壓縮機不更換的條件下，僅通過更換催化劑，就實現擴能改造的目的。同時，由于HAT-099催化劑允許反應進料中的C10A含量更高，因此對原料的要求更低，可以加工更多的重芳烴，增加苯和混二甲苯的產量，提高裝置的經濟效益。

表3 HAT-096 與HAT-099 催化劑的性能指標對比

2.3.6 提高歧化反應進料溫度，消除F101瓶頸

將重芳烴塔頂170℃的C9A 不經空冷冷卻直接改入進料緩沖罐，可以將反應進料溫度提至123℃（泡點213℃），降低F101熱負荷2.42 GJ/h，通過該項優化，歧化進料負荷可以提高5.57 t/h，影響催化劑壽命2.9 個月；為保持目前的反應轉化率，還需提高反應溫度2.5℃，影響催化劑壽命3個月；因此，該增效機會將使催化劑壽命總共減少5.9個月，但由于處理量的提高和能耗的降低，總共有259 萬美元/年的效益。

2.4 消除瓶頸，提高芳烴回收裝置能力

2.4.1 苯抽提裝置改造

苯抽提裝置完成抽提蒸餾塔改造后，一方面通過加強上游重整裝置脫己烷塔操作和質量監控，努力提高合格的C6 餾分原料產量；一方面加強芳烴抽提裝置生產優化，逐步降低芳烴抽提裝置原料中C6 原料量，讓C6 餾分盡量進苯抽提裝置，提高苯抽提進料負荷；另外，調整優化苯抽提裝置操作，加強運行監控，裝置苯產量穩步上升，苯月產量由最初的8 000 t提高到9 500 t以上。

2.4.2 芳烴抽提裝置改造

為克服芳烴抽提裝置換熱器結垢堵塞嚴重、貧溶劑入塔溫度高、富溶劑烴負荷高等困難，努力提高裝置負荷，芳烴抽提裝置處理量由61 t/h 提到65 t/h，通過進一步提高芳烴抽提苯塔底粗甲苯去歧化甲苯塔量，芳烴抽提裝置苯、甲苯平均日產量約增加60 t。

另外通過完成芳烴抽提裝置改造，裝置的處理能力從50 萬t/a，提高到64 萬t/a，大大提高了芳烴回收裝置的能力，為煉廠芳烴資源的充分回收創造了良好的條件。

2.5 裝置的優化應慎行

2.5.1 提高異構化氫油比項目

將異構化反應系統氫油比從4.8提高到6.0，有利于減緩催化劑積碳失活速度，同時改善產品分布，異構生成C8A 中PX 的平衡濃度將由22%增加到22.5%以上；提高氫油比后蒸汽消耗增加1.54 t/h，加熱爐負荷增加4.18 GJ/h。根據KBC模型計算，增加氫油比將PX/∑X 提高到22.5%、23%，可以增產PX產品9 000 t、18 800 t，效益分別為180萬美元/年和390萬美元/年。

PX 裝置異構化反應系統按KBC 提出的采用增加氫油比優化異構化反應的增效機會進行了現場測試，該增效機會期望達到提高EB 轉化率，使反應生成物中PX/∑X 更接近平衡的優化目的。但從表4數據可以看出，僅在測試初始階段，反應EB 轉化率伴隨C8A環損的增加有所上升，然后隨氫油比的提高反而回落，且整個測試過程中PX/∑X比例也無明顯改善。

表4 提高異構化反應氫油比增效機會測試情況

2.5.2 吸附分離系統優化項目

當PX裝置的負荷率大于100%時，吸附分離進料控制閥已接近全開。通常通過增加控制程序的步進時間，提高裝置進料量。然而事實上，通過進一步分析純度、收率、能力三大性能指標后發現（見圖2），這三個參數并沒有顯示出任何大的改進。

圖2 純度、收率、負荷變化趨勢

專利商Axens認為，根據鎮海煉化分公司的PX純度目標，在固定純度99.5%～99.6%、固定收率95.5%～96%、負荷率在109%～110%的情況下，區域流量和步進時間已得到了充分的優化。

3 結論

芳烴生產可以通過優化手段來提高產量，其中芳烴原料的優化是提高芳烴產量的關鍵。煉廠典型的芳烴生產裝置包括石腦油加氫、重整，以及歧化、異構化等芳烴轉化和芳烴吸附分離裝置。芳烴優化不僅要從這些裝置本身的優化入手，還需從這些裝置間以及裝置外部系統上進行優化。通過精細化管理、操作優化和適當的優化改造，達到提高芳烴產量的目標。通過優化實踐案例分析表明，優化項目需要經過充分論證后再實施。