芳烴聯(lián)合裝置重整油分餾方案對比

摘 要：針對重整油分餾系統(tǒng)，本文設(shè)計了兩種分餾塔方案并分別模擬計算對比。結(jié)果表明：相比方案I，方案II需要增加側(cè)線抽出汽提塔及側(cè)線汽提塔底重沸器;方案II中主分餾塔平均所需最小塔徑降低22.51%，側(cè)線汽提塔需要10塊理論板，每塊理論板平均塔徑為1141mm;方案II熱負荷降低了35.25%;兩種方案主分餾塔各理論板操作溫度無明顯差別;方案II中塔頂氣相量、塔頂回流量分別降低了38.57%、47.17%。綜上，對于該重整油分餾系統(tǒng)，方案II明顯優(yōu)于方案I。

關(guān)鍵詞：芳烴聯(lián)合裝置;重整油分餾塔;PROII;SRK模型

芳烴聯(lián)合裝置按照工藝流程通常分為二甲苯分餾，吸附分離、異構(gòu)化、芳烴抽提和歧化及烷基轉(zhuǎn)移五個工藝單元。二甲苯分餾單元的目的是通過分餾的方式為芳烴抽提、歧化及烷基轉(zhuǎn)移和吸附分離單元提供合格的芳烴原料。重整油分餾塔是二甲苯分餾單元中的核心設(shè)備，其主要作用是按照抽提進料要求，將C6+重整生成油中的C6/C7餾分分離出來，剩余C8+芳烴送至二甲苯塔進一步切割，以滿足吸附進料的要求。

目前在大型的煉化一體化項目中，重整生成油中的C7餾分往往兼具著兩種用途。絕大部分的C7餾分經(jīng)過抽提后作為歧化原料，最終用于PX產(chǎn)品的生產(chǎn)，還有少部分C7餾分將按照全廠汽油調(diào)和的需求，不經(jīng)過抽提直接作為高辛烷值汽油組分分出。所以針對重整油分餾系統(tǒng)，設(shè)計兩種不同的C7餾分采出方案并模擬計算，對比不同方案的計算結(jié)果。

1 流程簡述

方案I流程如圖1.1所示，C6+重整油進料自進料加熱器（E-101）加熱至168℃進入重整油分餾塔（T-101）。塔頂氣經(jīng)塔頂空冷器（A-101）冷卻至73℃進入塔頂回流罐（V-101），罐內(nèi)液相物料一部分經(jīng)塔回流泵（P-101）升壓后回流返回T-101，另一部分經(jīng)塔頂產(chǎn)品泵（P-102）升壓后送至芳烴抽提單元進料，塔頂不凝氣送至火炬系統(tǒng)。部分C7餾分自T-101第13塊塔盤側(cè)線抽出，送至全廠汽油調(diào)和組分罐。T-101塔底液一部分經(jīng)塔底產(chǎn)品泵（P-103）升壓后送至系統(tǒng)外;另一部分經(jīng)塔重沸爐泵（P-104）升壓后，進入塔底重沸爐（F-101）加熱重沸后返回T-101塔釜。側(cè)線自第13塊塔板抽出送至裝置外。

方案II流程如圖1.2所示，與方案I的不同點在于側(cè)線抽出設(shè)置側(cè)線汽提塔（T-102）。側(cè)線抽出自T-101第8塊塔盤抽出送至T-102，T-102共計10塊塔盤，塔底設(shè)置側(cè)線汽提塔底重沸器（E-102）。T-102塔頂氣返回T-101第10塊塔盤，T-102塔底抽出產(chǎn)品即C7汽油調(diào)和組分送至罐區(qū)。

系統(tǒng)主要進料物流性質(zhì)及組成詳見下表。

不同重整油分餾塔方案對該系統(tǒng)的設(shè)計影響很大，本文著重對比上述兩種方案模擬計算結(jié)果。

2 模擬方案設(shè)計簡介

PROII是美國SIMSCI公司開發(fā)的化工流程模擬軟件，在國際化工、石油和石化領(lǐng)域得到廣泛應(yīng)用[2]。本文使用PROII軟件（9.4.1版本）模擬計算，選用軟件自帶的SRK[3-6]熱力學(xué)模型。

2.1 方案I模擬計算

模擬計算設(shè)置的主要參數(shù)詳見下表。

設(shè)置重整生成油分餾塔塔頂回流罐操作壓力為0.01MPaG，分別規(guī)定側(cè)線抽出產(chǎn)品中苯質(zhì)量分數(shù)不大于2.35%、塔底液相產(chǎn)品中甲苯含量不大于7.5kmol/h模擬計算。模擬計算數(shù)據(jù)詳見表2.2。

2.2 方案II模擬計算

模擬計算設(shè)置的主要參數(shù)詳見表2.1。設(shè)置重整油分餾塔塔頂回流罐操作壓力為0.01MPaG，分別規(guī)定側(cè)線汽提塔T-102塔底產(chǎn)品中苯質(zhì)量分數(shù)不大于2.35%、T-101塔底液相產(chǎn)品中甲苯含量不大于7.5kmol/h模擬計算程。模擬結(jié)果詳見表2.3。

2.3 小結(jié)

①對比方案I及方案II，每塊理論板所需最小塔徑對比詳見圖2.1及圖2.2。同方案I相比，方案II增加側(cè)線抽出汽提塔，該側(cè)線塔需要10塊理論板，每塊理論板所需最小塔徑平均值為1141mm。對于T-101，隨著理論板數(shù)的增加，總體上，所需最小塔徑先逐漸降低后逐漸增大。方案I中每塊理論板所需最小塔徑平均值為7918mm，方案II每塊理論板所需最小塔徑平均值為6136mm，所需最小塔徑總體上降低22.51%;

②不同方案模擬計算，T-101每塊理論板操作溫度對比詳見圖2.3。隨著理論板數(shù)的增加，總體上，各理論板操作溫度逐漸增加。方案I各理論板操作溫度平均值為145.28℃，方案II各理論板操作溫度平均值為146.41℃，兩種方案的各理論板操作溫度無明顯差別;

③方案I該系統(tǒng)總熱負荷為209.88MW，方案II該系統(tǒng)（含側(cè)線汽提塔系統(tǒng)）總熱負荷135.90MW。相比方案I，方案II總操作負荷降低了35.25%，大大降低了該系統(tǒng)的操作費用;

④方案I中塔頂氣相量為785746kg/h，塔頂回流量為643357kg/h;方案II中塔頂氣相量為482667kg/h，塔頂回流量為339891kg/h。側(cè)線汽提塔系統(tǒng)的設(shè)置大大降低了塔頂冷凝量和塔頂回流量，兩者分別降低了38.57%和47.17%。

3 結(jié)論

本文首先模擬了常規(guī)重整油分餾塔系統(tǒng)，而后增設(shè)側(cè)線汽提塔系統(tǒng)進行模擬計算。對比上述兩方案可以得到如下結(jié)論：

①同方案I相比，方案II增加了側(cè)線抽出汽提塔，側(cè)線汽提塔底重沸器;

②方案I中，T-101每塊理論板所需最小塔徑平均值為7918mm，方案II每塊理論板所需最小塔徑平均值為6136mm，平均所需最小塔徑降低22.51%。方案II中側(cè)線塔需要10塊理論板，每塊理論板所需最小塔徑平均值為1141mm。雖然，方案II需要兩個塔，但是總體上兩個塔的設(shè)備費用低于方案I中一個大塔的設(shè)備費用;

③方案I該系統(tǒng)總熱負荷為209.88MW，方案II該系統(tǒng)（含側(cè)線汽提塔系統(tǒng)）總熱負荷135.90MW。相比方案I，方案II熱負荷降低了35.25%，大大降低了該系統(tǒng)的操作費用。隨著操作周期的延長，方案II操作費用低的優(yōu)勢愈加明顯;

④兩種方案T-101各理論板操作溫度無明顯差別;

⑤相比方案I，方案II中塔頂氣相量、塔頂回流量分別降低了38.57%、47.17%。側(cè)線汽提塔系統(tǒng)的設(shè)置大大降低了塔頂回流系統(tǒng)因空冷器需多臺并聯(lián)而增加的占地及設(shè)備費用。

綜上，對于該重整油分餾系統(tǒng)，方案II明顯優(yōu)于方案I。以上的工作對今后芳烴聯(lián)合裝置設(shè)計及操作具有一定的指導(dǎo)意義。

參考文獻：

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作者簡介：

董海芳（1980- ），女，漢族，山東省壽光市人，大學(xué)本科，學(xué)士學(xué)位，高級工程師，主要從事重整、芳烴聯(lián)合裝置的工藝設(shè)計工作。