孫方憲 溫世昌 李 新 陳 霆

（1.中國(guó)石油工程建設(shè)公司華東設(shè)計(jì)分公司）

（2.新疆新峰股份有限公司）

隨著世界低碳經(jīng)濟(jì)的發(fā)展，節(jié)能在煉化企業(yè)受到越來(lái)越高的重視。煉油裝置的節(jié)能不僅通過(guò)裝置建成后的技術(shù)改造來(lái)實(shí)現(xiàn)，更應(yīng)該從裝置建設(shè)的初期，即工藝技術(shù)的選擇和流程設(shè)計(jì)方面入手。通過(guò)選擇低能耗的先進(jìn)工藝并優(yōu)化流程設(shè)計(jì)來(lái)從源頭實(shí)現(xiàn)節(jié)能降耗。

近年來(lái)催化汽油醚化裝置的發(fā)展較為迅速。催化汽油醚化工藝以催化裂化汽油為原料，將其中的叔碳烯烴和甲醇在酸性樹(shù)脂催化劑的作用下轉(zhuǎn)化為醚類(lèi)，從而降低催化汽油的烯烴含量、蒸汽壓并提高其辛烷值。隨著車(chē)用汽油標(biāo)準(zhǔn)日益嚴(yán)格，低烯烴、高辛烷值的汽油調(diào)和組分的不足是很多煉化企業(yè)實(shí)現(xiàn)汽油質(zhì)量升級(jí)的短板。這主要是因?yàn)槲覈?guó)汽油調(diào)和組分中催化汽油約占70%～80%，而催化汽油的特點(diǎn)之一是烯烴含量高，導(dǎo)致調(diào)和后的汽油烯烴含量難以滿(mǎn)足國(guó)III或國(guó)IV標(biāo)準(zhǔn)。在此背景下，催化汽油醚化技術(shù)所具有的降烯烴、提高辛烷值的獨(dú)特優(yōu)勢(shì)得以發(fā)揮，是實(shí)現(xiàn)汽油質(zhì)量升級(jí)的有效手段之一［1－2］。

目前國(guó)內(nèi)已建成多套催化汽油醚化工業(yè)裝置。隨著醚化技術(shù)的發(fā)展，醚化裝置的節(jié)能也日益重要。本文主要從工藝選擇和設(shè)計(jì)優(yōu)化兩方面探討了催化汽油醚化裝置的節(jié)能措施。

1 催化汽油醚化裝置的工藝流程

催化汽油醚化工藝一般包括以下幾部分：催化輕／重汽油分離、輕汽油水洗、輕汽油選擇性加氫、輕汽油醚化、甲醇回收及正構(gòu)烯烴異構(gòu)化部分。首先，將全餾分催化汽油分離為輕汽油和重汽油，使輕汽油中的烯烴含量最優(yōu)化并控制硫含量，以提高烯烴的利用率；通過(guò)水洗除去輕汽油中的堿性氮化物和金屬離子等醚化催化劑的中毒物；選擇性加氫可脫除輕汽油中的二烯烴，避免其在醚化和異構(gòu)化催化劑上聚合結(jié)焦；醚化單元發(fā)生叔碳烯烴和甲醇的醚化反應(yīng)，并將生成的醚類(lèi)從塔底分離；正構(gòu)烯烴異構(gòu)化可以實(shí)現(xiàn)烯烴轉(zhuǎn)化率的最大化。圖1所示為采用國(guó)外技術(shù)建設(shè)的國(guó)內(nèi)某催化汽油醚化裝置的工藝流程圖，其主要特點(diǎn)是選擇性加氫和輕／重汽油分離在同一催化蒸餾塔內(nèi)進(jìn)行（加氫蒸餾塔），而醚化部分采用混相床＋催化蒸餾組合工藝，同時(shí)設(shè)有正構(gòu)烯烴異構(gòu)化單元。

2 催化汽油醚化裝置的節(jié)能措施

2.1 選擇先進(jìn)的工藝技術(shù)

2.1.1 催化汽油醚化工藝分類(lèi)及對(duì)比

催化汽油醚化工藝的核心在于醚化反應(yīng)及分餾部分的設(shè)計(jì)，這也是不同醚化技術(shù)的主要區(qū)別所在。常見(jiàn)的醚化反應(yīng)器有固定床、膨脹床、混相床等，醚化產(chǎn)品的分離可以采用普通的分餾塔，也可采用催化蒸餾塔，后者在分餾塔的內(nèi)部裝填有醚化催化劑。

在醚化反應(yīng)中，異戊烯的醚化平衡轉(zhuǎn)化率為65%，異己烯的醚化平衡轉(zhuǎn)化率為45%，而通常醚化裝置中叔碳烯烴的總轉(zhuǎn)化率達(dá)90%以上。要達(dá)到這一轉(zhuǎn)化率，通常需要有以下兩個(gè)途徑［3］：

（1）采用多反應(yīng)器串聯(lián)形式，上一個(gè)反應(yīng)器的產(chǎn)物經(jīng)冷卻后進(jìn)入下一個(gè)反應(yīng)器，這是由于醚化反應(yīng)為放熱反應(yīng)，較低的反應(yīng)溫度有利于提高轉(zhuǎn)化率。其代表工藝有美國(guó)UOP公司的Ethermax工藝，法國(guó)IFP的TAME工藝及芬蘭Neste公司的Nex－TAME工藝。

（2）采用反應(yīng)＋分餾＋反應(yīng)＋分餾的模式，通過(guò)對(duì)反應(yīng)產(chǎn)物的分離，達(dá)到提高下一級(jí)反應(yīng)物濃度并提高總轉(zhuǎn)化率的目的。其代表工藝有意大利Snampogetti公司的DET醚化工藝。

以上兩種方法雖然能提高醚化總轉(zhuǎn)化率，但是醚化反應(yīng)產(chǎn)生的熱量無(wú)法利用，且流程復(fù)雜，設(shè)備投資較高。與之相比，混相床＋催化蒸餾組合工藝則具有如下優(yōu)勢(shì)：

（1）醚化反應(yīng)器采用混相床形式，通過(guò)控制反應(yīng)壓力，使醚化反應(yīng)放出的熱量被部分物料的氣化過(guò)程吸收，從而有效利用了反應(yīng)熱，避免了反應(yīng)熱被冷卻而損失的問(wèn)題，降低了裝置的能耗；

（2）醚化產(chǎn)物的分離采用催化蒸餾塔，實(shí)現(xiàn)反應(yīng)和分離在同一設(shè)備內(nèi)進(jìn)行，醚化反應(yīng)放出的熱量被物料的分離過(guò)程吸收，降低了醚化蒸餾塔的能耗。其代表工藝有美國(guó)CDTECH公司的CDHydro和CDEthers工藝。

2.1.2 混相床＋催化蒸餾工藝的節(jié)能效果

輕汽油醚化反應(yīng)中最主要的是碳五叔碳烯烴的醚化反應(yīng)，包括2－甲基－2－丁烯（2M2B）和2－甲基－1－丁烯（2M1B），生成的醚主要是TAME。其中70℃時(shí)2M2B的醚化反應(yīng)熱為31.85kJ／mol，2M1B的醚化反應(yīng)熱為43.28kJ／mol。但在醚化反應(yīng)條件下，2M1B和2M2B之間存在異構(gòu)化平衡過(guò)程，2M2B的平衡濃度大于2M1B，而且2M1B異構(gòu)化為2M2B的反應(yīng)速率大于其醚化反應(yīng)速率。因此，與甲醇反應(yīng)生成TAME的叔碳烯烴主要是2M2B［4］。

以國(guó)內(nèi)某催化汽油醚化裝置的設(shè)計(jì)為例，其醚化反應(yīng)器入口原料中2M2B和2M1B的流量約156.8kmol／h，按65%的平衡轉(zhuǎn)化率及31.85kJ／mol的反應(yīng)熱計(jì)算，其放出的反應(yīng)熱為902kW。若采用串聯(lián)固定床反應(yīng)器＋普通分餾塔流程，該部分反應(yīng)熱將通過(guò)冷卻器取走。如圖2所示。

若采用混相床反應(yīng)器＋催化蒸餾工藝，則902 kW的反應(yīng)熱將被反應(yīng)物料氣化所吸收，最終用于產(chǎn)品分離過(guò)程。在裝置處理量為全餾分催化汽油120×104t／a，圖1中的醚化蒸餾塔與圖2中的醚化分餾塔的回流比相同時(shí)，可以降低能耗約22.7MJ／t原料。該裝置的總能耗約1 013MJ／t原料，則通過(guò)選用混相床＋催化蒸餾組合工藝，在回流比相同的情況下，和傳統(tǒng)固定床＋分餾塔工藝相比，可降低能耗值占比約2.2%。

2.2 選擇合適的重沸器熱源

2.2.1 催化汽油醚化裝置用能分析

催化汽油醚化裝置需要輸入能量的部分如下：

（1）輕／重汽油的分離過(guò)程需要能量輸入（如：加氫蒸餾塔底重沸器）；

（2）醚化產(chǎn)物和剩余碳五的分離過(guò)程需要輸入能量（如：醚化蒸餾塔底重沸器）；

（3）甲醇回收部分甲醇和水的分離需要輸入能量（如：甲醇回收塔底重沸器）；

（4）異構(gòu)化反應(yīng)過(guò)程需要輸入能量（如：加熱爐）。

通過(guò)對(duì)催化汽油醚化裝置能量平衡的統(tǒng)計(jì)，發(fā)現(xiàn)3臺(tái)塔底重沸器的熱負(fù)荷占裝置總輸入能量的90%以上。同時(shí)重沸器的能耗也占全裝置能耗的絕大部分。

2.2.2 蒸汽做熱源的裝置能耗

以蒸汽做熱源時(shí)，國(guó)內(nèi)某催化汽油醚化裝置的能耗情況見(jiàn)表1所示。

表1 催化汽油醚化裝置能耗表＊Table 1 Energy consumption of FCC gasoline etherification unit（steam as heat source）

從表1可以看出，作為裝置內(nèi)3臺(tái)重沸器的熱源，1.0MPa（G）和3.5MPa（G）蒸汽的消耗（由3臺(tái)重沸器的熱量及蒸汽、凝結(jié)水的焓差計(jì)算得出）占裝置總能耗的93.2%。要想降低裝置能耗，必須降低蒸汽的耗量，而重沸器的熱負(fù)荷是由整個(gè)工藝流程所決定的，因此只要采用蒸汽做重沸器的熱源，就很難降低能耗。

為此可采用導(dǎo)熱油替代蒸汽做重沸器的熱源，增設(shè)導(dǎo)熱油系統(tǒng)，通過(guò)導(dǎo)熱油爐消耗燃料氣替代消耗蒸汽，從而降低裝置的能耗。圖3所示為采用導(dǎo)熱油系統(tǒng)為重沸器提供熱源的流程示意圖。

2.2.3 導(dǎo)熱油做熱源的裝置能耗

表2所示為裝置采用導(dǎo)熱油系統(tǒng)后的能耗表。

從表2看出，采用導(dǎo)熱油系統(tǒng)后，新增的導(dǎo)熱油泵使裝置用電量增加514.4kWh／h，新增的導(dǎo)熱油爐使裝置燃料氣耗量增加3 245.76kg／h，而蒸汽和凝結(jié)水為零。燃料氣的消耗占裝置總能耗的80%。

表2 催化汽油醚化裝置能耗表＊Table 2 Energy consumption of FCC gasoline etherification unit（hot oil as heat source）

2.2.4 不同熱源的的裝置能耗對(duì)比

從表1和表2的數(shù)據(jù)對(duì)比可以看出，采用蒸汽做熱源，裝置的能耗為35.2kg標(biāo)油／t催化汽油。而采用導(dǎo)熱油系統(tǒng)后，裝置的總能耗下降為24.2 kg標(biāo)油／t催化汽油，能耗降低值占比約31.3%。雖然增設(shè)了導(dǎo)熱油系統(tǒng)，一次投資增加，但是從節(jié)能的長(zhǎng)遠(yuǎn)角度看還是值得的。

3 結(jié)論

催化汽油醚化裝置節(jié)能的關(guān)鍵，一是選擇能耗低的工藝技術(shù)，二是選擇能耗低的熱源系統(tǒng)。本文從這兩個(gè)方面探討了醚化裝置的節(jié)能效果，對(duì)于120×104t／a全餾分催化汽油，采用混相床＋催化蒸餾組合工藝，可以降低能耗值占比約2.2%。采用導(dǎo)熱油代替蒸汽作為裝置的熱源，可以降低能耗值占比約31.3%。

因此，在裝置同時(shí)擁有燃料氣和蒸汽的情況下，應(yīng)優(yōu)先選擇導(dǎo)熱油做熱源，通過(guò)消耗燃料氣來(lái)降低裝置的能耗和運(yùn)行成本。

對(duì)于催化蒸餾和固定床工藝，從節(jié)能、提高醚化轉(zhuǎn)化率的角度來(lái)考慮，應(yīng)優(yōu)先選擇催化蒸餾工藝。當(dāng)然，無(wú)論是催化蒸餾工藝還是導(dǎo)熱油系統(tǒng)，都會(huì)造成工程投資的增加。

［1］李琰，李東風(fēng).催化裂化輕汽油醚化工藝的技術(shù)進(jìn)展［J］.石油化工，2008，37（5）：528－533.

［2］溫世昌，孫方憲，劉成軍，等.催化汔油醚裝置的安全聯(lián)鎖特點(diǎn)［J］.石油與天然氣化工，2012，41（11）：35－38.

［3］李亞軍，李吉春.催化裂化輕汽油醚化技術(shù)［J］.石化技術(shù)與應(yīng)用，2002，20（3）：184－189.

［4］高步良.高辛烷值汽油組分生產(chǎn)技術(shù)［M］.北京：中國(guó)石化出版社，2006.