連續(xù)催化重整裝置流程模擬與優(yōu)化

宋舉業(yè)，賀黎明，楊彩娟，張英哲，張 悅，王興智

(1.中國(guó)石化洛陽分公司，河南 洛陽 471012；2.石化盈科信息技術(shù)有限責(zé)任公司過程控制事業(yè)部)

1 工藝流程簡(jiǎn)介

洛陽分公司連續(xù)重整裝置原則流程示意見圖1。原料石腦油經(jīng)預(yù)加氫分餾塔C101分餾后，塔頂拔頭油送至正異戊烷分離塔，塔底石腦油送至預(yù)加氫反應(yīng)器，加氫后石腦油經(jīng)過高壓分離罐和脫硫化氫汽提塔，塔底石腦油作為重整進(jìn)料進(jìn)入反應(yīng)單元，反應(yīng)后的重整生成油與生成的氫氣在高壓低溫條件下再接觸，再接觸油經(jīng)過換熱器E101升溫后進(jìn)入脫戊烷塔C201，塔底脫戊烷油送至下游芳烴抽提裝置。其中，紅色線為優(yōu)化后的再接觸油換熱流程，優(yōu)化前再接觸油直接進(jìn)入C201。

圖1 連續(xù)重整裝置原則流程示意

2 模型建立及校核

應(yīng)用Aspen HYSYS模擬軟件建立連續(xù)重整裝置反應(yīng)、分餾、預(yù)處理部分的模型，組分包選用軟件自帶的CatReflsom，物性包選用SRK[2-3]。模型建立后，將物料平衡的模擬值和實(shí)際值進(jìn)行對(duì)比，結(jié)果見表1。

由表1可知，模型的產(chǎn)品分布與實(shí)際值接近，物料平衡誤差小于1%，氫氣平衡誤差小于2%，滿足模型應(yīng)用的要求[4]。

將主要設(shè)備反應(yīng)參數(shù)的模擬值與實(shí)際值進(jìn)行對(duì)比，結(jié)果見表2。由表2可知：模型計(jì)算的4個(gè)反應(yīng)器的溫降與實(shí)際溫降存在偏差，在0.3～1.3 ℃之間，各塔塔頂溫度、塔底溫度的模擬值與實(shí)際值偏差大部分小于2 ℃，循環(huán)氫純度模擬值與實(shí)際生產(chǎn)控制基本一致，在要求指標(biāo)范圍內(nèi)；產(chǎn)品質(zhì)量方面的模擬值與實(shí)際指標(biāo)相近，汽油辛烷值、C5+收率、純氫收率、氫氣純度、總芳烴收率等模擬值均與實(shí)際值相近，模型能夠準(zhǔn)確反映各產(chǎn)品質(zhì)量的變化趨勢(shì)，基本與實(shí)際情況相符。

經(jīng)驗(yàn)證，所建模型與實(shí)際生產(chǎn)基本相符，可用于下一步的優(yōu)化分析。

表1 物料平衡模擬值與實(shí)際值的對(duì)比 th

表1 物料平衡模擬值與實(shí)際值的對(duì)比 th

項(xiàng) 目實(shí)際值模擬值輸入 重整進(jìn)料9393輸出 重整氫氣7.847.99 脫戊烷塔塔頂氣1.301.43 脫戊烷塔塔頂液6.366.20 脫戊烷油77.5077.36 合計(jì)93.0092.98

表2 主要設(shè)備的模擬值與實(shí)際值對(duì)比

3 模型應(yīng)用

3.1 優(yōu)化預(yù)加氫分餾塔操作

連續(xù)重整裝置目前處理負(fù)荷為106%，運(yùn)行過程中，存在預(yù)加氫分餾塔分離效果差，導(dǎo)致部分C5組分進(jìn)入到重整進(jìn)料，C5組分對(duì)于重整反應(yīng)屬于無用組分，進(jìn)入重整反應(yīng)器后無法發(fā)生脫氫環(huán)化反應(yīng)生成芳烴，而且占用重整反應(yīng)負(fù)荷，增加了裝置能耗[5]。重整進(jìn)料組成的實(shí)際分析值和模擬值的對(duì)比見表3。由表3可知，重整汽油中C5組分實(shí)際分析的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為3.33%，模擬的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為3.44%，誤差為0.11百分點(diǎn)，模擬值與實(shí)際分析值較為吻合。

表3 連續(xù)重整進(jìn)料組成分析值與模擬值的對(duì)比 w，%

為了降低重整進(jìn)料中C5組分含量，將進(jìn)料溫度由102 ℃提至116 ℃，塔壓由0.28 MPa降至0.23 MPa，回流量由28 th增加至35 th，通過上述操作條件的優(yōu)化后，連續(xù)重整進(jìn)料的組成變化見表4。由表4可知，優(yōu)化后連續(xù)重整進(jìn)料中C5組分質(zhì)量分?jǐn)?shù)由優(yōu)化前的3.44%降至3.04%，C101塔底溫度由優(yōu)化前的145 ℃降至140.5 ℃，節(jié)省了C101塔底再沸爐H101的瓦斯耗量。

表4 模型計(jì)算優(yōu)化前后重整進(jìn)料組成 w，%

利用模型計(jì)算的優(yōu)化方向，對(duì)連續(xù)重整裝置進(jìn)行操作調(diào)整，分別取調(diào)整前后各一個(gè)月的操作條件和進(jìn)料組成數(shù)據(jù)的平均值進(jìn)行對(duì)比，結(jié)果見表5。

表5 優(yōu)化操作前后操作條件和進(jìn)料組成數(shù)據(jù)的對(duì)比

由5表可知：連續(xù)重整裝置優(yōu)化操作后，H101的瓦斯耗量減少94 m3h，約0.16 th；重整進(jìn)料中C5組分質(zhì)量分?jǐn)?shù)由3.06%降至2.40%，重整進(jìn)料中的C5組分少了0.6 th。維持重整進(jìn)料量不變的情況下，按照增產(chǎn)0.3 th重整汽油、增產(chǎn)200 m3h氫氣(折合純氫0.016 2 th)、相應(yīng)減少0.316 2 th重整液化氣估算，按照燃料氣價(jià)格2 654元t、重整生成油價(jià)格4 920元t、純氫價(jià)格12 000元t、重整液化氣價(jià)格3 476元t計(jì)算，每年可增加效益為[(4 920×0.3+0.016 2×12 000-3 476×0.316 2)+0.16×2 654]×24×365=872萬元。

3.2 優(yōu)化換熱流程

C101優(yōu)化操作條件后，由于塔頂回流量增大，導(dǎo)致C101塔頂空氣冷卻器電耗和循環(huán)水耗量增加，需要找到一股冷介質(zhì)利用C101塔頂熱負(fù)荷，實(shí)現(xiàn)節(jié)能降耗。重整反應(yīng)生成油經(jīng)過再接觸后溫度為40 ℃，再接觸油進(jìn)入C201進(jìn)料和塔底流出物換熱器E205殼程，然后進(jìn)入C201，C201塔底脫戊烷油進(jìn)入E205管程和進(jìn)料換熱后，熱供下游芳烴抽提裝置，目前熱供料溫度僅為70 ℃。可以在C101塔頂部新增一臺(tái)換熱器E101，將C101塔頂進(jìn)空氣冷卻器前油氣和再接觸油進(jìn)行換熱，一是降低C101塔塔頂冷卻負(fù)荷，停用空氣冷卻器，降低電耗，二是提高再接觸油進(jìn)E205殼程的溫度，降低E205換熱負(fù)荷，提高重整脫戊烷油供芳烴抽提的溫度。

通過模型計(jì)算新增換熱器E101的換熱能力，以傳熱系數(shù)×面積來表示，結(jié)果見表6。由表6可以看出，當(dāng)熱供料溫度為65 ℃時(shí)，E101傳熱系數(shù)×面積為負(fù)值，說明此時(shí)C101塔頂氣相并沒有起到給C201進(jìn)料加熱的作用，所以當(dāng)熱供料溫度小于70 ℃時(shí)可以不用E101，即可滿足熱供料溫度要求。熱供料溫度從70 ℃升到110 ℃，E101的換熱能力增加，實(shí)際操作中可以通過調(diào)節(jié)E101副線實(shí)現(xiàn)。熱供料溫度為110 ℃時(shí)，熱端溫差僅為1.1 ℃，熱供料溫度從110 ℃升到115 ℃，E101換熱能力增大了4個(gè)數(shù)量級(jí)，說明已經(jīng)超過了換熱器的換熱極限，所以利用C101塔頂氣相熱量提高熱供料溫度，最高可將熱供料溫度提高至110 ℃。

表6 模型計(jì)算新增換熱器E101的換熱能力

由表6還可以看出，E101調(diào)節(jié)熱供料溫度范圍為70～110 ℃，受下游芳烴裝置進(jìn)料泵溫度限制，熱供料的最高溫度為95 ℃，所以將熱供料溫度95 ℃作為優(yōu)化目標(biāo)。

優(yōu)化前后E205和E101的換熱溫度見表7。由表7可知：優(yōu)化后，熱供料溫度由優(yōu)化前的70 ℃提高至95 ℃，下游芳烴裝置3.5 MPa蒸汽耗量降低2 th，同時(shí)由于C201進(jìn)料溫度提高，C201塔底再沸爐H204瓦斯耗量減少20 m3h，約折合0.034 th；C101塔頂部水冷卻器前溫度降低16 ℃，冷卻負(fù)荷減少1 530 kW，塔頂兩臺(tái)空氣冷卻器停運(yùn)，節(jié)電248 kW·h，按照3.5 MPa蒸汽價(jià)格158元t、燃料氣價(jià)格2 654元t、工業(yè)電均價(jià)0.6元(kW·h)計(jì)算，每年可增加效益(2×158+0.034×2 654+248×0.6)×24×365=486萬元。

表7 優(yōu)化前后E205和E101的換熱溫度 ℃

3.3 反應(yīng)溫度優(yōu)化

在重整反應(yīng)壓力為0.46 MPa、氫油摩爾比為2.0∶1、循環(huán)氫流量為50 000 m3h的條件下，通過模擬計(jì)算，研究連續(xù)重整裝置反應(yīng)溫度從500 ℃增加到540 ℃時(shí)，重整汽油辛烷值桶(重整汽油辛烷值×重整汽油液體收率)、芳烴收率、純氫收率等產(chǎn)品關(guān)鍵指標(biāo)的變化情況，以及催化劑積炭情況，從而確定適宜的重整反應(yīng)溫度。

3.3.1 對(duì)重整汽油辛烷值桶的影響重整反應(yīng)過程中主要發(fā)生吸熱反應(yīng)，如六元環(huán)烷脫氫、五元環(huán)烷脫氫異構(gòu)、烷烴脫氫環(huán)化等[6]，所以無論從反應(yīng)速率還是化學(xué)平衡的角度都希望采用較高的溫度，有利于生成芳烴，提高重整汽油辛烷值，但正常情況下反應(yīng)溫度升高時(shí)，隨著裂化反應(yīng)的增加，C5+收率降低。反應(yīng)溫度對(duì)重整汽油辛烷值桶的影響見圖2。

圖2 反應(yīng)溫度對(duì)辛烷值桶的影響

由圖2可知，隨著反應(yīng)溫度的升高，重整汽油辛烷值桶先增加，反應(yīng)溫度為524 ℃時(shí)辛烷值桶最高，隨后辛烷值桶開始下降。這主要是因?yàn)樵诜磻?yīng)溫度為500～524 ℃范圍時(shí)，隨著反應(yīng)溫度升高，芳烴轉(zhuǎn)化反應(yīng)比裂化反應(yīng)劇烈，辛烷值的增加幅度大于液體收率的下降幅度，所以辛烷值桶幾乎呈線性增長(zhǎng)。隨著反應(yīng)溫度繼續(xù)升高，催化劑積炭加重，催化劑性能下降，芳烴轉(zhuǎn)化反應(yīng)速率大幅降低，反應(yīng)溫降降低，從而導(dǎo)致反應(yīng)器平均床層溫度升高，裂化反應(yīng)加劇，液體收率降低幅度較大，導(dǎo)致辛烷值桶降低，所以洛陽分公司連續(xù)重整裝置以生產(chǎn)汽油組分為目的時(shí)，適宜的反應(yīng)溫度為524 ℃。

3.3.2 對(duì)芳烴收率的影響反應(yīng)溫度對(duì)重整汽油中芳烴收率的影響見圖3。由圖3可知：隨著反應(yīng)溫度的增加，六元環(huán)烷脫氫、烷烴脫氫環(huán)化等生成芳烴的反應(yīng)加劇，芳烴收率增加；反應(yīng)溫度低于520 ℃時(shí)，芳烴收率隨反應(yīng)溫度基本呈線性增長(zhǎng)；反應(yīng)溫度由520 ℃提高到540 ℃時(shí)，催化劑積炭增加，活性降低，芳烴轉(zhuǎn)化率增長(zhǎng)幅度變緩，液體收率下降，導(dǎo)致芳烴收率增加變緩。所以重整裝置以生產(chǎn)芳烴原料為目的時(shí)，可以盡量提高反應(yīng)溫度，但是需要考慮提高反應(yīng)溫度后能耗的增加，再生燒焦能力是否滿足，加熱爐等設(shè)備是否受限，超過520 ℃時(shí)，增產(chǎn)芳烴成本較高。

圖3 反應(yīng)溫度對(duì)芳烴收率的影響

3.3.3 對(duì)純氫收率的影響反應(yīng)溫度對(duì)純氫收率的影響見圖4。由圖4可知：隨著反應(yīng)溫度的提高，脫氫反應(yīng)加劇，更多的C—H鍵斷裂，生成氫氣，純氫收率增加；反應(yīng)溫度達(dá)到533 ℃時(shí)，純氫收率達(dá)到最大；繼續(xù)增加反應(yīng)溫度，一是裂化反應(yīng)明顯加劇，生成C1～C3的速率增加，循環(huán)氫純度降低，二是積炭增加[7]，催化劑活性降低，純氫收率相應(yīng)降低。

圖4 反應(yīng)溫度對(duì)純氫收率的影響

3.3.4 對(duì)反應(yīng)器積炭量的影響連續(xù)重整裝置共有4個(gè)反應(yīng)器，反應(yīng)溫度對(duì)各反應(yīng)器積炭量的影響見圖5。由圖5可知，在反應(yīng)溫度提高時(shí)，催化劑的積炭量也相應(yīng)增加。積炭量與各反應(yīng)器的平均床層溫度有關(guān)，六元環(huán)烷烴脫氫反應(yīng)主要發(fā)生在第一反應(yīng)器(一反)，第二反應(yīng)器(二反)發(fā)生部分六元環(huán)烷烴脫氫反應(yīng)及五元環(huán)烷脫氫異構(gòu)反應(yīng)，所以一反、二反積炭量很少，第三反應(yīng)器(三反)主要發(fā)生烷烴異構(gòu)化、少量烷烴脫氫環(huán)化反應(yīng)及部分裂化、氫解等副反應(yīng)，所以三反積炭量已經(jīng)開始明顯增加，大部分烷烴脫氫環(huán)化反應(yīng)及大量的裂化副反應(yīng)發(fā)生在第四反應(yīng)器(四反)，由于脫氫反應(yīng)速率較低，溫降較小，四反平均床層溫度最高，導(dǎo)致積炭主要發(fā)生在四反。實(shí)際生產(chǎn)中，反應(yīng)溫度為520 ℃時(shí)，四反催化劑積炭量達(dá)到5%，已達(dá)到燒焦能力的極限，再生燒焦峰溫接近580 ℃，繼續(xù)增加燒焦量，可能導(dǎo)致再生器燒焦區(qū)催化劑床層峰溫下移，存在再生器飛溫風(fēng)險(xiǎn)。結(jié)合再生燒焦能力，反應(yīng)溫度不宜超過520 ℃，實(shí)際生產(chǎn)中，受加熱爐爐管溫度限制，重整反應(yīng)溫度最高為516 ℃。

圖5 反應(yīng)溫度對(duì)各反應(yīng)器積炭量的影響 —一反； —二反； —三反； —四反

綜上分析可知：重整裝置以生產(chǎn)汽油組分為目的時(shí)，適宜的反應(yīng)溫度為524 ℃；以生產(chǎn)芳烴原料為目的時(shí)，適宜的反應(yīng)溫度為520 ℃；結(jié)合再生燒焦能力，反應(yīng)溫度不宜超過520 ℃，但受第二加熱爐爐管溫度限制，反應(yīng)溫度最高為516 ℃，目前反應(yīng)溫度梯度控制，適當(dāng)降低二反入口溫度，若希望達(dá)到最適宜溫度，需對(duì)第二加熱爐進(jìn)行改造，保持各支爐管內(nèi)介質(zhì)均勻流動(dòng)，同時(shí)需對(duì)再生系統(tǒng)進(jìn)行改造，增加燒焦能力。

4 結(jié) 論

(1)通過模型計(jì)算優(yōu)化C101操作參數(shù)，H101瓦斯耗量減少94 m3h，重整進(jìn)料中C5組分的質(zhì)量分?jǐn)?shù)由3.06%降至2.4%，每年可增加效益872萬元。

(2)通過模型計(jì)算優(yōu)化裝置換熱流程，新增C101塔頂進(jìn)空氣冷卻器前油氣和再接觸油換熱器E101，可以實(shí)現(xiàn)重整汽油供芳烴溫度在70～110 ℃之間調(diào)節(jié)，實(shí)際生產(chǎn)中熱供料溫度由70 ℃提高至95 ℃，下游芳烴裝置3.5 MPa蒸汽耗量降低了2 th，C201塔底再沸爐瓦斯耗量減少20 m3h，C101塔頂兩臺(tái)空氣冷卻器停運(yùn)，節(jié)電248 kW·h，每年可增加效益486萬元。

(3)通過模擬計(jì)算，以生產(chǎn)汽油組分為目的時(shí)，適宜的反應(yīng)溫度為524 ℃；以生產(chǎn)芳烴原料為目的時(shí)，適宜的反應(yīng)溫度為520 ℃；結(jié)合再生燒焦能力，反應(yīng)溫度不宜超過520 ℃。