催化重整联合装置减油增化措施.pdf

业技术(3 15 3 19)Petrochemical Technology&ApplicationJuly20232023年7 月石与应No.4用术Vol.41化技第4 期第4 1卷D0I:10.19909/ki.ISSN1009-0045.2023.04.0315催化重整联合装置减油增化措施李洪亮，冯连坤，陈晓华2（1.中国石油云南石化有限公司生产三部，云南昆明6 5 0 3 9 9;2.中国石油兰州石化公司化肥厂，甘肃兰州7 3 0 0 6 0）摘要：在中国石油云南石化有限公司催化重整联合装置上，通过调整石脑油加氢及芳烃抽提装置工艺参数，生产出戊烷发泡剂和甲苯产品。结果表明：在石脑油加氢汽提塔塔顶回流量为7 0 t/h，塔底温度为197，塔顶温度为10 8；分馏塔塔顶回流量为9 0 th，塔底温度为15 8，塔顶温度为8 1的工艺条件下，可生产满足GB/T22053一2 0 2 0 要求的戊烷发泡剂。在脱已烷塔回流量为7 0 t/h，塔底温度为16 3，灵敏板温度为10 2;C加氢单元氢气/原料油（体积比）为2 7 0，反应器人口温度为12 6；抽提蒸馏塔回流量为14 t/h，塔顶温度为8 4.4，溶剂比为3.0；溶剂回收塔回流量为8 t/h，塔顶温度为6 4.1，汽提蒸汽流量为1.6 t/h；苯塔回流量为2 8 t/h，塔底温度为13 2.8，将第5 0 层塔板作为甲苯质量灵敏塔板的条件下，实现了单苯抽提同时生产苯和甲苯，甲苯产品可满足GB/T3406一2 0 10 中甲苯I号标准要求。关键词：催化重整；石脑油；加氢；芳烃；戊烷发泡剂；甲苯中图分类号：TQ032文献标志码：B文章编号：10 0 9-0 0 4 5(2 0 2 3)0 4-0 3 15-0 5近年来，受全球疫情蔓延，国内经济增速放缓，绿色能源低碳转型等多重因素影响，我国常规成品油汽油和柴油供应资源过剩，市场发展为“汽缓、柴降”的格局1。中国石油云南石化有限公司（简称云南石化)作为新建燃料型炼厂，在成本、效益、产量方面压力增加，针对汽油产量过剩，化工产品单一的特点，提出了“减油增化，减油增特”的措施。该公司2 4 0 万t/a催化重整联合装置由石脑油加氢、异构化、芳烃抽提装置组成。石脑油加氢装置以轻烃回收石脑油为原料，主要产品为生产异构化装置所需的轻石脑油和催化重整装置所需的重石脑油。受汽油产品销售影响，异构化装置低负荷生产，石脑油加氢装置经过操作调整，将异构化轻石脑油改为戊烷发泡剂，减少汽油产品2-4 。苯抽提单元采用抽提蒸馏工艺，采取单苯抽提的方式生产苯产品，苯产品纯度为9 9.9 9%，而脱庚烷塔上部的甲苯及C组分一起并人汽油组池。为增产化工产品，通过调整芳烃抽提装置相关参数，在不增加投资的情况下，将单苯抽提改为双苯抽提，利用苯塔生产苯和甲苯产品，实现效益最大化。本工作对通过操作条件调整，生产满足GB/T220532020要求的戊烷发泡剂及满足GB/T34062010要求的甲苯的效果进行了分析，可为国内同类装置提供借鉴1工业装置由图1可见，经过脱硫、脱氮、脱金属加氢后的石脑油进人汽提塔，分离出石脑油中溶解的硫化氢后进人分馏塔,塔顶Cs轻石脑油组分进入异构化装置，塔底重石脑油进入催化重整单元进行反应。反应生成的脱戊烷油进人脱已烷塔，塔顶的C组分经C加氢单元后，进入芳烃抽提单元的抽提蒸馏塔，分离出非芳烃组分，苯和复合溶剂互溶形成的富溶剂进入溶剂回收塔，对溶剂进行回收，塔顶产生的C进入苯塔，可生产出苯产品；脱已烷塔的塔底组分进入脱庚烷塔，塔顶C7组分进人汽油池，塔底混合二甲苯进人二甲苯塔，塔顶组分为混合二甲苯，塔底重组分进人柴油调和池。2戊烷发泡剂的生产2.1工艺条件根据GB/T220532020要求，戊烷发泡剂中收稿日期：2 0 2 2-11-0 7；修回日期：2 0 2 3-0 2-2 8作者简介：李洪亮（19 8 4 一），男，山东安丘人，学士，高级工程师。主要从事重整及加氢生产管理工作，已发表论文4篇。石316应与术用化第4 1卷技抽余油抽提液C抽提蒸馏塔溶剂回收塔苯产品加氢单园分馏塔苯回流罐塔加氢后石脑油轻石脑油至异构化脱已烷塔富溶剂贫溶剂汽提塔分馏塔C,组分至一混合二甲苯汽油池脱庚烷塔催化甲苯塔精制石脑油重整重石脑油单元重组分油图1重整联合装置工艺流程示意正戊烷和异戊烷质量分数不低于9 9%，其中C4馏分，C馏分均不高于0.5%。按该质量要求，采用AspenHYSYS软件对汽提塔和分馏塔进行模拟，模拟结果表明：提高汽提塔塔顶回流量，增加含硫液化气外排量，可降低轻石脑油中C4馏分质量分数；增加分馏塔塔底回流量，降低轻石脑油流量，可降低轻石脑油中C6馏分质量分数。根据模拟数据，对汽提塔和分馏塔操作参数进行了调整（见表1）。可以看出：汽提塔塔顶回流量由55t/h提至7 0 t/h，塔底温度由19 3 升至19 7，塔顶温度由9 9 升至10 8；分馏塔塔顶回流量由40th提至9 0 t/h，塔底温度由16 3 降至15 8,塔顶温度由9 4 降至8 1。表1调整前后主要工艺条件对比工艺条件调整前调整后汽提塔塔进料量/(th-)261255进料温度/164166塔顶温度/99108塔底温度/193197塔顶回流量/(th-)5570塔底加热炉燃料气流量/（mh-）10651361分馏塔进料温度/117115塔顶温度/9481灵敏板温度/10081塔底温度/163158塔顶回流量/(th-)4090塔底加热炉燃料气流量/（mh-）110014472.2戊烷发泡剂产品性质由表2 可以看出：在对汽提塔和分馏塔主要工艺条件进行调整后，轻石脑油产品中C4及C馏分质量分数分别为0.2%和不高于0.0 1%，正戊烷和异戊烷质量分数为9 9.4 9%，可满足GB/T22053一2 0 2 0 中戊烷发泡剂的质量要求；轻石脑油产品密度、含水量、蒸发残留物质量浓度及溴指数均可满足GB/T220532020中F4型戊烷发泡剂的质量要求。这说明在不增加投资的情况下，通过调整汽提塔和分馏塔操作参数，可以生产戊烷发泡剂。表2工艺调整前后轻石脑油的主要性质性质调整前调整后丙烷质量分数/%0.010.01异丁烷质量分数/%0.060.01正丁烷质量分数/%3.020.192,2-二甲基丙烷质量分数/%0.100.01异戊烷质量分数/%36.8142.73正戊烷质量分数/%42.2856.762,2-二甲基丁烷质量分数/%0.350.0123-二甲基丁烷质量分数/%1.210.01环戊烷质量分数/%2.220.302-甲基戊烷质量分数/%6.670.013-甲基戊烷质量分数/%3.620.01正已烷质量分数/%2.910.012,2-二甲基戊烷质量分数/%0.010.01甲基环戊烷质量分数/%0.430.012,4-二甲基戊烷质量分数/%0.010.01苯质量分数/%0.300.01环已烷质量分数/%0.020.01研究法辛烷值76.175.5总含硫量/(g:g)1.01.0正戊烷和异戊烷质量分数/%79.0999.49密度(2 0)/(kgm-)623.8含水量/(g:g)65蒸发残留物质量浓度/gL-）0.001溴指数/gg)49.9317李洪亮等.催化重整联合装置减油增化措施第4 期2.3生产戊烷发泡剂对装置的影响2.3.1物料平衡由表3 可以看出，在相同加工负荷下，与调整前相比，调整后生产戊烷发泡剂时，含硫液化气和精制重石脑油分别增加了7.6,11.4 t/h，轻石脑油减少了18.0 t/h。从装置平衡来算，相当于有9.02%（质量分数）的轻石脑油转化为戊烷发泡剂，不进人汽油调和池，达到了减油增化的目的。表3物料平衡t/h物料流量调整前调整后汽提塔进料255255酸性气0.30.3含硫液化气13.421.0轻石脑油41.023.0重石脑油200.3211.72.3.2产品组分由表4 可以看出，在生产戊烷发泡剂时，含硫液化气中Cs馏分质量分数减少，重石脑油中的Cs馏分质量分数增加。这是由于正戊烷、异戊烷和环戊烷在催化重整中不能生成芳烃，无效组分增加所致。表4 产品主要组分%组分质含硫液化气轻石脑油重石脑油量分数调整前调整后调整前调整后 调整前调整后正戊烷23.4612.8636.5956.760.732.23异戊烷34.2233.8135.5442.730.010.39环戊烷1.032.311.740.300.210.43C441.1850.994.610.200.070C60.110.0321.520.0198.9996.962.3.3能耗由表5 可见，生产戊烷发泡剂后，石脑油加氢综合能耗由8.4 7 kg/t提至10.4 0 kg/t，增加了1.93kg/t，主要由于为保证戊烷发泡剂纯度，石脑油加氢提高两塔分离精度，塔底负荷相应增加，燃料气共增加6 4 3 m/h。表5能耗对比项目正常工况生产发泡剂工况汽提塔塔底加热炉燃料气/（m3h-）1 0651361分馏塔塔底加热炉燃料气/（mh-）11001 447耗电量/(kWh）17641792综合能耗/(kgt)8.4710.40异构化装置的原料为轻石脑油和苯抽提单元的抽余油，其中轻石脑油占4 2.8%（质量分数）。当轻石脑油用于生产戊烷发泡剂后，异构化原料减少，装置采取了将部分产品返回至原料罐的方式，保持异构化最低运转负荷，异构化汽油辛烷值由8 4.0 降至8 1.1，下降了2.9 个单位。同时，由于生产戊烷发泡剂，增加了装置能耗，在生产3 个月后，装置停止生产戊烷发泡剂。3单单苯抽提生产甲苯3.1工艺调整通过提高脱已烷塔塔底负荷，将苯和甲苯一起送人C加氢单元，加氢后进人抽提蒸馏塔，再经过溶剂回收后进入苯塔，侧线抽出苯产品，塔底生产甲苯产品，相关塔的操作参数调整见表6。表6单苯抽提系统工艺参数调整工艺参数正常工况方案1方案2脱己烷塔塔顶压力/kPa50.050.050.0塔顶温度/89.091.390.3塔底温度/153.7162.6163.0灵敏板温度/83.2102.9102.0回流量/(th-)87.981.770.0回流泵外甩量/（th-）45.456.256.2C.加氢单元氢油比240270270氢气耗量/（mh-)1 478121 10421 106反应器人口温度/126.0126.0126.0反应器出口温度/141.8142.9142.9抽提蒸馏塔塔顶温度/74.285.384.4塔底温度/171.5176.5170.5回流量/(th-)13.312.214.0溶剂比3.143.143.00进料量/(th-)45.061.058.0溶剂回收塔塔顶温度/50.555.664.1塔底温度/172.8172.9172.2汽提蒸汽流量/(th-)1.81.81.6回流量/(th-)7.57.28.0苯塔塔顶温度/89.589.189.5塔底温度/122.1125.5132.8回流量/(th-)15.529.928.0第5 层塔板温度/90.190.690.7第2 0 层塔板温度/91.793.994.3第5 0 层塔板温度/95.5124.6131.6石318应与术用化技第4 1卷脱己烷塔方案1采取大回流的方式，将塔底温度由15 3.7 升至16 2.6，回流量保持在81.7t/h，回流泵外甩量由4 5.4 t/h提高至5 6.2 t/h，可提高脱已烷塔分离效果；方案2 减少了脱已烷塔回流，在保持外甩量不变的条件下，适当降低了回流量。C.加氢单元2种方案均将氢气/原料油（体积比，以下简称氢油比）由原来的2 4 0 提至2 7 0，考虑到C.加氢催化剂处于初期阶段，未对反应器人口温度进行调整，由于空速增加，反应器出口温度未发生明显变化，温度上升1.1，但氢气耗量增加。抽提蒸馏塔方案1在保持溶剂比不变的条件下，塔底温度由17 1.5 升至17 6.5，回流量由13.3 t/h降至12.2 t/h；方案2 则对方案1进行了优化，适当降低了塔底温度，增加了回流量。溶剂回收塔方案2 将方案1中的回流量从7.2 t/h提高至8.0 t/h，并将蒸汽消耗量由1.8 t/h降至1.6 t/h，可减少苯和甲苯携带溶剂量。苯塔苯塔是将芳烃中苯分馏出来的精馏塔，普遍采用单温差控制方案5 ,云南石化芳烃抽提单元在第5 层和第2 0 层设置灵敏塔板和苯沸点塔盘，在第5 层塔盘抽出苯产品，设计苯塔仅侧线抽出苯产品，塔底间歇排出C组分。采用流程模拟软件对苯塔进行模拟，利用当前苯塔的温度参数，选取了第5 0 层塔盘作为甲苯的灵敏塔盘，上下温差作为甲苯产品质量标准，要求温差控制低于0.8，若高于这个指标，说明苯携带进入该塔盘，需对工艺参数进行调整（见方案2）。3.2产品性质由表7 可见，采用方案2 生产的甲苯产品可满足CB/T34062010中甲苯I号标准要求，达到了减油增化的目的。表7甲苯产品性质性质甲苯I号标准方案1方案2颜色（铂-钻色号）不大于105纯度/%99.9098.8399.96苯质量分数/%0.0300.340 00.0009C：芳烃质量分数/%0.0500.1600.038非芳烃质量分数/%0.1000.36000.001 2含硫量/(g:gl)2.02.71.0蒸发残留物质量浓度/（gL-）30853.3生产甲苯对装置的影响由表8 可见：与生产甲苯前相比，生产甲苯期间，芳烃C汽油组分中非芳烃和苯质量分数降低，说明非芳烃和苯、甲苯一起进人抽提精馏塔中；由于C组分抽出量由之前的5 3.5 t/h降至30.5t/h，非芳烃质量分数减少，甲苯纯度提高，使得甲苯质量分数升至9 1.15%；Cz汽油组分的辛烷值从9 7.0 提高至117.3。表8 芳烃C汽油组分性质变化性质生产甲苯前生产甲苯期间非芳烃质量分数/%23.025.67苯质量分数/%0.380.01甲苯质量分数/%70.191.15乙苯质量分数/%3.031.67C：芳烃质量分数/%6.573.17辛烧值97.0117.3由表9 可见：与生产甲苯前相比，生产甲苯期间，芳烃C汽油组分中非芳烃质量分数减少，甲苯、C芳烃质量分数增大；C：芳烃大部分进人二甲苯塔顶部，分离精度提高，C汽油组分中C芳烃质量分数减少；辛烷值变化较小。表9芳烃C汽油组分性质变化性质生产甲苯前生产甲苯期间非芳烃质量分数/%0.030.02苯质量分数/%0.010.01甲苯质量分数/%0.010.05乙苯质量分数/%0.060.02C芳烃质量分数/%4.472.16C，芳烃质量分数/%71.5774.80C10质量分数/%23.9322.96辛烧值109.1109.3由表10 可见，与生产甲苯前相比，生产甲苯期间，抽余油中C7质量分数由0.6 9%提高至11.35%，C7 非芳烃馏分通过抽余油进人异构化汽油中，汽油辛烷值由8 3.6 降至7 7.2。表10异构化抽余油的主要性质性质生产甲苯前生产甲苯期间组分质量分数/%异丁烷2.261.40正丁烷1.911.01异戊烷36.4431.19319李洪亮等.催化重整联合装置减油增化措施第4 期续表10性质生产甲苯前生产甲苯期间正戊烷10.2011.832,2-二甲基丁烷16.1512.122,3-二甲基丁烷4.743.87环戊烷0.720.602-甲基戊烷13.3511.763-甲基戊烷7.527.17正已烧4.826.01甲基环戊烷0.450.782,2-二甲基戊烷0.100.29苯0.010.20环已烷0.700.66Cs47.4243.66C70.6911.352,2-二甲基丙烷0.060.04辛烧值83.677.2蒸气压/kPa99.774.6甲苯采出量按照6 t/h计，通过核算，异构化抽余油与芳烃汽油总辛烷值约下降1.5 2.0 个单位。4结论a.当调整石脑油加氢汽提塔塔顶回流量为70t/h，塔底温度为19 7，塔顶温度为10 8；分馏塔塔顶回流量为9 0 t/h，塔底温度为15 8,塔顶温度为8 1时，可生产满足CB/T22053一2020要求的戊烷发泡剂，但石脑油加氢综合能耗由8.4 7 kg/t提升至10.4 kg/t。b.在控制脱已烷塔回流量为7 0 t/h，塔底温度为16 3，灵敏板温度为10 2；C加氢单元氢油比为2 7 0，反应器人口温度为12 6；抽提蒸馏塔回流量为14 th，塔顶温度为8 4.4，溶剂比为3.0；溶剂回收塔回流量为8 th，塔顶温度为6 4.1,汽提蒸汽流量为1.6 t/h；苯塔回流量为2 8 t/h，塔底温度为13 2.8，将第5 0 层塔板作为甲苯质量灵敏塔板，可实现单苯抽提同时生产苯和甲苯，其中甲苯产品可满足CB/T34062010中甲苯I号标准要求。参考文献：1】鲜楠莹，王红秋，周笑洋.中国成品油供需现状及其发展趋势J.石化技术与应用，2 0 2 2,4 0（3：14 9-15 2.2刘飞，于宁，田园.催化重整装置轻石脑油生产戊烷发泡剂的：工业实践J.石油炼制与化工，2 0 2 1,5 2（5）：2 2-2 4.3】花卉，唐琼英，吐尔孙那依比哈孜.重整把头油生产戊烷发泡剂的研究J.石油化工应用，2 0 12,3 1（9)：7 7-8 0.4】徐亚荣，徐新良，李琪蓉.重整把头油吸附分馏工艺J.石化技术与应用,2 0 0 8,2 6(4)：5 2 0-5 2 2.5徐承恩.催化重整工艺与工程M.北京：中国石化出版社，2012:818-823.Measures of reducing oil and increasing chemicals in catalytic reformingcomplex unitLI Hong-liang,FENG Lian-kun,CHEN Xiao-hua?(1.The 3rd Production Department of Yunnan Petrochemical Co Ltd,PetroChina,Kunming 650399,China;2.Chemical FertilizerPlant of Lanzhou Petrochemical Company,PetroChina,Lanzhou 730060,China)Abstract:Pentane foaming agent and toluene were pro-duced by adjusting process parameters of naphtha hydro-genation unit and aromatics extraction unit on the catalyticreforming complex unit of Yunnan Petrochemical Co Ltd,PetroChina.The results showed that under the process condi-tions where the top reflux of naphtha stripper was 70 t/h withthe bottom temperature of 197 C and the top temperature of108 ,a n d t h e r e f l u x o f n a p h t h a f r a c t i o n a t o r w a s 9 0 t/hwith the bottom temperature of 158 a n d t h e t o p t e mp e r a-ture of 81,t h e p r o d u c t i o n o f p e n t a n e f o a mi n g a g e n t c o u l dmeet the requirements of GB/T 220532020.Under the con-ditions where the reflux of dehexane tower was 70 t/h withthe bottom temperature of 163 a n d t h e s e n s i t i v e p l a t e t e m-perature of 102 C;the hydrogen of Cs unit/oil(volume ratio)was 270;the reactor inlet temperature was 126 C;the refluxof extraction distillation tower was 14 t/h with the top temper-ature of 84.4 a n d t h e s o l v e n t r a t i o o f 3.0;t h e r e f l u x o f s o l-vent recovery tower was 8 t/h with the top temperature was64.1 a n d t h e s t r i p p i n g s t e a m o f 1.6 t/h;t h e r e f l u x o f b e n-zene tower was 28 t/h with the bottom temperature of 132.8,and the 5Oth layer of tower plates was chosen as the sensitiveplate for toluene quality control,benzene and toluene couldbe produced by single benzene extraction.Toluene productcould meet the standard of GB/T 34062010.Key words:catalytic reforming;naphtha;hydrogenation;aromatic hydrocarbon;pentane foaming agent;toluene