王熙宇

摘要：分析了影響中國石化海南煉油化工有限公司煉油二部干氣制乙苯裝置苯耗高的原因，包括催化干氣中丙烯含量過高，烴化反應干氣進料雜質(zhì)，烴化尾氣帶液及反應產(chǎn)物分離系統(tǒng)中二乙苯損失等。針對裝置存在的問題進行了改善脫丙烯效果，采用新型烴化催化劑，減少烴化尾氣帶液，丙苯塔改造及優(yōu)化多乙苯塔操作等措施，有效的降低裝置苯耗。通過對比第三代稀乙烯制乙苯兩種脫丙烯工藝苯耗情況，提出采用二次解析脫丙烯工藝，進一步降低裝置苯耗，提高裝置經(jīng)濟效益。

關鍵字：干氣制乙苯 苯耗 原因分析 措施

1前言

中國石化海南煉油化工有限公司煉油二部80kt/a催化干氣制乙苯裝置采用第三代生產(chǎn)技術。催化干氣經(jīng)過脫丙烯系統(tǒng)后，進入烴化反應器與過量的苯反應生成烴化液。烴化液一部分通過換熱冷卻后進入苯塔，一部分進入尾氣吸收塔。尾氣吸收塔吸收烴化尾氣中攜帶的苯后，塔頂尾氣進入VPSA裝置;塔底物料進入精餾分離系統(tǒng)，通過苯塔、乙苯塔、丙苯塔、多乙苯塔，分離出苯、乙苯、丙苯、二乙苯及高沸物。其中二乙苯通過與苯混合進入反烴化反應器生成乙苯，進入苯塔分離。

苯是生產(chǎn)乙苯的原料，生產(chǎn)過程中單位乙苯產(chǎn)品耗苯（下稱“苯耗”）會直接影響裝置生產(chǎn)成本。當苯耗高時，生產(chǎn)乙苯的單位成本增加，同時還會導致副產(chǎn)物增加，加大精餾分離系統(tǒng)負荷，裝置能耗上升。因此，降低苯耗是減少生成成本的主要手段之一。

2乙苯裝置苯耗情況

從表1中可以看出，2012年（除2016年二乙苯產(chǎn)量大幅增加以外）以來，裝置苯耗在基本在0. 8373-0. 8022 t（苯）/t（乙苯），總體呈逐漸減低趨勢。但是仍然高于國內(nèi)采用脫丙烯工藝二次解析技術裝置的0.75-0.76t（苯）/t（乙苯）的水平。

3.影響苯耗的原因分析

3.1原料催化干氣中丙烯含量遠遠高于設計值

表2中催化干氣中的丙烯含量1.44%，遠遠大于設計要求中的0.7%，并且脫后干氣中丙烯含量0.45%也是大于設計要求中的0.03%。在烴化反應過程中，干氣中丙烯的存在，使得在生成乙苯的同時必然伴隨正丙苯、異丙苯等副產(chǎn)物的生成，造成苯耗大幅上升。

3.2烴化反應干氣進料雜質(zhì)

3.2.1催化干氣中攜帶少量的乙醇胺

乙醇胺是催化干氣在精制過程中的脫硫劑，乙醇胺是堿性物質(zhì)會與催化劑酸性中心反應，造成催化劑不可逆失活，使烴化反應中乙烯轉化率下降，乙苯選擇性降低，副產(chǎn)物增加，增加裝置苯耗。

3.2.2脫丙烯干氣中帶液

催化干氣在脫丙烯后攜帶部分吸收劑（主要為二乙苯）進入烴化反應器，高溫下二乙苯在干氣進料分布器以及催化劑的表面形成積炭，催化劑活性和選擇性下降，導致烴化反應產(chǎn)物中雜質(zhì)增加，反應產(chǎn)物中乙苯濃度下降，苯耗上升。

3.2.3催化干氣中帶水

水含量在500 ppm以下時對反應性能影響不大，隨催化干氣中水烯含量繼續(xù)提高，催化劑的反應活性和選擇性都逐漸降低，生成的二甲苯及雜質(zhì)含量明顯增加。[1]

3.3烴化尾氣帶液

催化干氣參與反應的只是不到 15%的烯烴組分， 另有 85%左右的惰性組分隨部分烴化液一起進入尾氣吸收塔;烴化尾氣吸收塔頂除沫器自開工以來從未更換，除沫器腐蝕嚴重，濾除懸浮于氣體中的液末的效果變差;塔盤結垢比較嚴重，部分閥片與塔盤粘連，操作過程中有時會發(fā)生閥片脫落或者卡死等現(xiàn)象，使塔盤的效率和操作彈性下降。以上原因?qū)е聼N化尾氣帶液嚴重，苯的損耗增加，增加了裝置的苯耗。

3.4反應產(chǎn)物分離系統(tǒng)二乙苯的損失

3.4.1丙苯塔塔頂物料二乙苯含量高[2]

實際操作過程中，丙苯塔進料量、進料丙苯含量遠高于設計值，丙苯塔塔頂物料組成中二乙苯含量一般都會在20%（wt）左右，超出丙苯塔頂物料組成中二乙苯的含量為10%（wt）的設計要求，使得部分二乙苯隨著塔頂物料丙苯送出裝置，造成二乙苯的損失。損失的二乙苯未進入反烴化反應器與苯反應生成乙苯，影響乙苯產(chǎn)量，造成裝置苯耗升高。

3.4.2多乙苯塔塔釜高沸物二乙苯含量高

催化干氣中雜質(zhì)含量高，造成烴化液中重組分過多，多乙苯塔進料量一般為2000-2500Kg/h，遠高于設計值。多乙苯塔負荷過高，塔底采出高沸物中二乙苯含量一般在不低于40%，造成二乙苯的損失。

4.降低苯耗的對策

4.1改善脫丙烯效果

利用立體傳質(zhì)塔盤（CTST）改造脫丙烯塔，提高氣液相接觸，減少脫丙烯干氣帶液;在脫丙烯干氣至烴化反應器的管路上增設一臺旋風分離器，進一步消除烴化干氣進料帶液，減少烴化干氣進料中雜質(zhì)，避免催化劑中毒失活;在吸收劑深冷前，增加一臺循環(huán)水冷卻器，使吸收劑的溫度由18℃降至15℃，丙烯脫除率由60%提高到67%。改善脫丙烯效果，降低脫后干氣中丙烯含量，減少烴化反應中丙苯等副產(chǎn)物，降低了反應過程中苯的消耗。

4.2減少烴化尾氣帶液

烴化尾氣吸收塔的吸收劑是乙苯精餾塔塔釜液，控制操作流量3.6t/h，吸收劑溫度不高于15℃，塔頂壓力0.56MPa，控制合適烴化尾氣吸收塔液氣比，使塔盤表面潤濕完全，氣液兩項接觸充分，減少尾氣中夾帶苯。

設備方面檢修時清理塔盤結垢，更換除沫器，增設烴化尾氣吸收塔分液罐，避免塔頂壓力大幅波動，回收烴化尾氣管線中液體，減少烴化尾氣因霧沫夾帶造成的苯損失。

4.3采用新型烴化催化劑SEB-12

烴化催化劑是稀乙烯制乙苯的核心，是提高乙苯收率，減少副產(chǎn)物生成，降低裝置苯耗的關鍵。在2014年10月中國石化海南煉油化工有限公司煉油二部使用中國石化上海石院化工研究院研發(fā)的低苯烯比烴化催化劑SEB-12，從表3可以看出SEB-12與SEB-08相比，具有轉化率高、乙基選擇性好，有利于乙苯以及二乙苯的生成，有利于降低裝置苯耗。

4.4丙苯塔改造及優(yōu)化多乙苯塔操作

4.4.1丙苯塔改造

采用蘇爾壽MVG固閥塔盤進行改造，提高氣液相負荷。在再沸器氣相返回口增加防沖罩，減少氣相對塔釜液位的沖擊，避免加熱蒸汽量的波動，保證丙苯塔的平穩(wěn)運行。改造后丙苯采出流量下降了50Kg/h，從圖2可以看出改造前丙苯中二乙苯含量20%左右，改造后二乙苯含量下降到10%?；厥毡街械亩冶剑诜礋N化反應器與苯反應生成乙苯，提高乙苯產(chǎn)量。

4.4.2優(yōu)化多乙苯操作

針對多乙苯塔進料量高于設計值，在實際生產(chǎn)過程中，多乙苯塔塔頂壓力由40KPaA調(diào)整為22KPaA左右，回流量由6722 Kg/h調(diào)整到8000 Kg/h左右，塔釜溫度由170℃提高到180℃。調(diào)整后多乙苯塔釜高沸物流量由200-300Kg/h下降至200Kg/h以下。從表4可以看出高沸物中二乙苯含量由45 %左右降至15%左右;降低了二乙苯的損失。

5.兩種脫丙烯工藝苯耗對比

第三代稀乙烯制乙苯技術在實際生產(chǎn)中又有不同的脫丙烯工藝，目前采用的主要有兩種：“一次解析法”和“二次解析法”。一次解析與二次解析主要是指在脫丙烯系統(tǒng)中富液的加熱次數(shù)，富液只被加熱一次的稱為一次解析，被加熱兩次的稱為二次解析。以中國石化海南煉油化工有限公司煉油二部采用“一次解析法”，中國石化青島煉油化工有限責任公司采用“二次解析法”在兩套裝置在丙烯吸收塔進出料組成、乙苯裝置苯耗情況進行對比[3]。

從表5可以計算出一次解析的脫丙烯率是60.63%，二次解析的脫丙烯率高達99.01%。二次解析工藝有效的脫除干氣中丙烯、丁烯等重烯烴，減少烴化反應中丙苯、丁苯的生成，有利于反應產(chǎn)物的精餾分離。表6中可以看出，青島煉化苯耗0.75 t/t低于海南煉化的0.82 t/t。由此可以看出，采用二次解析是降低裝置的苯耗主要措施。

6.結論

中國石化海南煉油化工有限公司煉油二部通過脫丙烯系統(tǒng)改造、使用新型催化劑，增加烴化尾氣分液罐，丙苯塔改造等措施，裝置苯耗由0. 8373 t/t下降到0. 8022 t/t。雖然通過優(yōu)化和改造苯耗有明顯的降低，但實際苯耗仍高于設計值，必須通過降低催化干氣中丙烯含量，或者采用二次解析技術降低脫后干氣中丙烯含量，從根本上降低稀乙烯裝置的苯耗。

參考文獻：

[1]馬獻波.工藝雜質(zhì)對稀乙烯制乙苯烷基化反應的影響.工業(yè)催化.2014.08

[2]王建建.丙苯塔存在的問題分析與對策.化工技術與開發(fā).2014.05

[3]隋春磊.第三代稀乙烯制乙苯技術中兩種脫丙烯工藝對比.煉油技術與工程.2013.