孟凡輝，紀(jì)傳佳，楊紀(jì)

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惠州石化有限公司連續(xù)重整裝置工藝流程模擬與優(yōu)化

孟凡輝，紀(jì)傳佳，楊紀(jì)

（中海油惠州石化有限公司，廣東惠州 516086）

以惠州石化有限公司200×104t/a連續(xù)重整裝置為研究對(duì)象，采用英國(guó)先進(jìn)技術(shù)公司KBC的流程模擬軟件Petro-SIM，建立了預(yù)加氫部分、重整反應(yīng)部分以及重整全流程模型，以期優(yōu)化裝置操作條件，改善裝置的生產(chǎn)瓶頸。應(yīng)用該模型分別對(duì)重整加權(quán)平均反應(yīng)入口溫度以及重整裝置的3條分餾塔進(jìn)行了優(yōu)化分析。模擬結(jié)果得出，重整加權(quán)平均反應(yīng)入口溫度在520.7～521.7℃時(shí)，重整操作條件最優(yōu)；預(yù)加氫產(chǎn)物汽提塔底溫度在235℃、塔壓在1.01MPa、進(jìn)料溫度在171℃時(shí)達(dá)到最佳的分離效果；重整脫戊烷塔塔壓在1.02MPa、重整脫丁烷塔塔壓在1.0MPa時(shí)塔的操作最優(yōu)。通過實(shí)施優(yōu)化措施，將重整加權(quán)平均反應(yīng)入口溫度由517.7℃提高至521℃，可增產(chǎn)芳烴2.7×104t/a，氫氣1.126×107m3/a；分別將汽提塔塔壓、脫戊烷塔塔壓以及脫丁烷塔塔壓由1.1MPa降至1.0MPa，共節(jié)約燃料氣3.528×106m3，多回收C6環(huán)烷烴2.306×104t/a。核算裝置效益，全年可實(shí)現(xiàn)節(jié)能效益197.9萬元，提升裝置經(jīng)濟(jì)效益3128.8萬元。

連續(xù)重整裝置；模擬；模型；優(yōu)化；節(jié)能

中海油惠州石化有限公司連續(xù)重整裝置采用美國(guó)環(huán)球油品公司第三代超低壓連續(xù)重整專利技術(shù)，設(shè)計(jì)規(guī)模為2.0Mt/a。該裝置由0.8Mt/a預(yù)處理部分、2.0Mt/a重整反應(yīng)部分及2043kg/h催化劑連續(xù)再生部分組成，為芳烴型生產(chǎn)裝置。圖1為連續(xù)重整裝置的工藝流程簡(jiǎn)圖。

隨著國(guó)家對(duì)汽油硫含量要求的提高，催化重整作為生產(chǎn)高辛烷值汽油組分的重要手段得到了大力發(fā)展，同時(shí)連續(xù)重整裝置與PX聯(lián)合裝置配套生產(chǎn)芳烴已成為主要的趨勢(shì)，除此以外，催化重整還副產(chǎn)大量廉價(jià)的氫氣、液化石油氣等產(chǎn)品，在國(guó)民經(jīng)濟(jì)發(fā)展中占據(jù)重要地位[1]。

惠州石化有限公司裝置預(yù)加氫部分采用全餾分加氫工藝，加氫后組分通過汽提塔進(jìn)行分離，塔頂含硫碳五及燃料氣送往焦化裝置脫硫，塔底精制石腦油送往重整部分作為原料。由于裝置預(yù)加氫原料嚴(yán)重偏離設(shè)計(jì)原料，初餾點(diǎn)偏低（27～34℃），塔分離效果變差，塔頂空冷負(fù)荷、塔底都嚴(yán)重超負(fù)荷。另外，重整部分長(zhǎng)期超負(fù)荷生產(chǎn)，如何優(yōu)化反應(yīng)入口溫度，提升芳烴產(chǎn)量尤為重要。同時(shí)高負(fù)荷生產(chǎn)造成重整后分餾塔操作條件較差，期望利用建立的模型分析主要參數(shù)對(duì)系統(tǒng)分離效果的影響，優(yōu)化塔操作條件，消除生產(chǎn)瓶頸[2]。

Petro-SIM系列模型是基于煉油化工的基本原理，以嚴(yán)格的動(dòng)力學(xué)與質(zhì)能平衡的理論為基礎(chǔ)，加上煉油反應(yīng)工藝專家多年的實(shí)際經(jīng)驗(yàn)及現(xiàn)場(chǎng)數(shù)據(jù)優(yōu)化確認(rèn)從而建立的。惠州石化有限公司根據(jù)裝置的主要操作參數(shù)、產(chǎn)品要求以及關(guān)鍵控制條件，運(yùn)用KBC公司研究開發(fā)的重整反應(yīng)動(dòng)力學(xué)模型REF-SIM和流程模擬軟件Petro-SIM，建立了預(yù)加氫部分、重整反應(yīng)部分以及重整全流程與實(shí)際工況相吻合的模型[3]。建模過程數(shù)據(jù)采用2015年10月標(biāo)定數(shù)據(jù)，首先通過Petro-SIM軟件模擬計(jì)算得出重整反應(yīng)模型的標(biāo)定因子，然后將其導(dǎo)入重整全流程模型中進(jìn)行校核。通過對(duì)裝置進(jìn)行模擬優(yōu)化，可改善重整裝置的操作工況，實(shí)現(xiàn)裝置經(jīng)濟(jì)高效運(yùn)行。圖2為建立的重整反應(yīng)部分模型。

1 模型優(yōu)化實(shí)施項(xiàng)目

1.1 重整反應(yīng)入口溫度優(yōu)化

反應(yīng)溫度是控制產(chǎn)品質(zhì)量的主要參數(shù)，實(shí)際生產(chǎn)中可以進(jìn)行調(diào)整的是反應(yīng)器的入口溫度。反應(yīng)溫度的調(diào)整和控制，主要取決于保護(hù)催化劑和滿足產(chǎn)品質(zhì)量要求兩個(gè)方面的因素。在通常情況下，每種類型的鉑重整催化劑都有一個(gè)較寬的使用溫度范圍，在這一范圍內(nèi)使用，產(chǎn)品性質(zhì)、收率和催化劑的穩(wěn)定性都是比較好的。但是，過高的反應(yīng)溫度會(huì)引起裂化反應(yīng)加劇，使產(chǎn)品液收降低、催化劑生焦速率加快[4]。

本次優(yōu)化控制重整反應(yīng)氫油比、苛刻度不變，將重整加權(quán)平均反應(yīng)入口溫度由517.7℃增加至528.7℃，通過模型計(jì)算優(yōu)化重整裝置操作參數(shù)。

1.2 各種分餾塔優(yōu)化

表1的對(duì)比結(jié)果表明，預(yù)加氫產(chǎn)物汽提塔、重整脫戊烷塔和重整脫丁烷塔的工藝參數(shù)實(shí)際值與模擬值吻合得比較好，進(jìn)一步說明建立的模型可以準(zhǔn)確地反應(yīng)實(shí)際裝置的操作情況，能夠用來進(jìn)行生產(chǎn)裝置優(yōu)化分析[5]。

表1 各塔工藝參數(shù)實(shí)際值與模擬值比較

1.2.1 汽提塔塔底溫度優(yōu)化

塔底溫度是控制塔底油初餾點(diǎn)的主要參數(shù)，塔底溫度偏低，會(huì)造成塔底產(chǎn)品初餾點(diǎn)偏低或帶水、硫含量和氮含量不合格。塔底溫度過高，也會(huì)造成塔底產(chǎn)品初餾點(diǎn)偏高；塔頂產(chǎn)物干點(diǎn)過高，同時(shí)對(duì)塔底重沸爐的負(fù)荷要求也要大，使能耗增加。因此，塔底溫度的變化對(duì)汽提塔產(chǎn)生重要影響。

本次優(yōu)化控制汽提塔頂抽出量、塔壓不變，將汽提塔底溫度由225℃提高至245℃，通過模型計(jì)算優(yōu)化汽提塔操作參數(shù)。

1.2.2 汽提塔塔壓優(yōu)化

由于常減壓直餾石腦油的初餾點(diǎn)偏低（27～34℃），為達(dá)到重整進(jìn)料餾程要求，汽提塔重沸爐F102的負(fù)荷過大，在預(yù)加氫滿負(fù)荷（95t/h）的情況下，F(xiàn)102爐前壓力在0.25MPa左右，正常為0.15MPa。在相同分離效果和產(chǎn)品產(chǎn)量的情況下，降低塔壓可降低關(guān)鍵組分的分離難度，降低汽提塔塔頂和塔底溫度，從而實(shí)現(xiàn)降低加熱爐負(fù)荷。但由于壓力降低后，塔內(nèi)的汽相負(fù)荷增加，導(dǎo)致塔盤上的不正常霧沫夾帶，對(duì)塔的正常操作不利，因此，塔的操作壓力不能太低[6]。

本次優(yōu)化控制汽提塔底精制石腦油產(chǎn)量保持不變，將汽提塔壓力由1.1MPa降至0.95MPa，通過模型計(jì)算優(yōu)化汽提塔操作參數(shù)。

1.2.3 汽提塔進(jìn)料溫度優(yōu)化

在一定的操作壓力下，原料油進(jìn)料溫度變化影響汽化率的變化。如果進(jìn)料溫度太低，過冷進(jìn)料將使進(jìn)料口以下幾塊塔板的液相負(fù)荷增加，分餾效果降低。相反，進(jìn)料溫度過高，將使進(jìn)料口以上幾塊塔板的氣相負(fù)荷增大，嚴(yán)重時(shí)造成霧沫夾帶，也會(huì)影響分餾效率[7]。

本次優(yōu)化控制汽提塔底溫度不變，將汽提塔進(jìn)料溫度由164℃提高至178℃，通過模型計(jì)算優(yōu)化汽提塔操作參數(shù)。

1.2.4 脫戊烷塔塔壓優(yōu)化

脫戊烷塔塔壓設(shè)計(jì)值為1.17MPa，一般控制范圍是0.75～1.2MPa，本裝置通過壓力控制器控制塔頂回流罐至重整增壓機(jī)入口空冷器的排放量來保證脫戊烷塔的壓力。脫戊烷塔分離效果要求塔頂苯含量盡量低，塔底C5含量盡量低。

本次優(yōu)化控制脫戊烷塔底重整生成油產(chǎn)量不變，將脫戊烷塔壓力由1.17MPa降至0.95MPa，通過模型計(jì)算優(yōu)化汽提塔操作參數(shù)。

1.2.5 脫丁烷塔塔壓優(yōu)化

脫丁烷塔塔壓設(shè)計(jì)值為1.2MPa，一般控制范圍是0.75～1.20MPa，本裝置通過調(diào)整回流罐至燃料氣系統(tǒng)的壓力調(diào)節(jié)閥來保證脫丁烷塔的壓力。脫丁烷塔分離效果要求塔頂C5含量盡量低，塔底C4含量盡量低[8]。

本次優(yōu)化控制脫丁烷塔底戊烷油產(chǎn)量不變，將脫丁烷塔壓力由1.2MPa降至0.95MPa，通過模型計(jì)算優(yōu)化脫丁烷塔操作參數(shù)。

2 優(yōu)化項(xiàng)目實(shí)施結(jié)果與討論

2.1 重整反應(yīng)入口溫度優(yōu)化結(jié)果

圖3中隨著重整加權(quán)平均反應(yīng)入口溫度提高，氫氣產(chǎn)量和芳烴產(chǎn)率（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）不斷增加，產(chǎn)氫純度（摩爾分?jǐn)?shù)）和C5+收率（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）不斷下降。但是，反應(yīng)溫度過高會(huì)引起裂化反應(yīng)加劇，催化劑生焦速率加快。同時(shí)裝置生產(chǎn)控制指標(biāo)要求重整生成油中芳烴產(chǎn)率≥74.81%，C5+收率≥90.03%，綜合加權(quán)平均反應(yīng)入口溫度對(duì)產(chǎn)品收率及催化劑積炭的影響，由圖1可看出加權(quán)平均反應(yīng)入口溫度在520.7～521.7℃時(shí)，重整操作條件最優(yōu)，這與裝置加權(quán)平均反應(yīng)入口溫度技術(shù)協(xié)議規(guī)定值521℃相吻合。

2.2 汽提塔底溫度優(yōu)化結(jié)果

圖4中隨著汽提塔底溫度提高，汽提塔頂冷凝器負(fù)荷增加，塔底重沸爐負(fù)荷增加，塔底C6烷烴含量減少，塔頂C6環(huán)烷烴含量增加。綜合塔底溫度對(duì)塔頂、塔底負(fù)荷以及分離效果的影響，控制汽提塔底溫度在235℃時(shí)汽提塔的操作最優(yōu)。

2.3 汽提塔塔壓優(yōu)化結(jié)果

從圖5中看出，汽提塔壓在0.985～1.04MPa時(shí)，重沸爐F102負(fù)荷和冷凝器負(fù)荷較小。

重整原料中C6烷烴不是理想的重整原料，C6烷烴很少能轉(zhuǎn)化為苯，但卻有一部分裂解生成氣體烴，即使在較苛刻條件下，C6烷烴轉(zhuǎn)化為苯的轉(zhuǎn)化率也是很低的，但是C6烷烴裂解反應(yīng)卻隨著重整苛刻度的增加而迅速增加，因此將C6環(huán)烷烴從塔頂分離出去有利于重整反應(yīng)[9]。圖5中塔壓在1.01MPa左右時(shí)，汽提塔底C6烷烴和塔頂C6環(huán)烷烴達(dá)到最佳操作點(diǎn)，綜合塔壓對(duì)塔頂、塔底負(fù)荷以及分離效果的影響，控制塔壓在1.01MPa左右時(shí)汽提塔的操作最優(yōu)。

2.4 汽提塔進(jìn)料溫度優(yōu)化結(jié)果

圖6中隨著進(jìn)料溫度提高，汽提塔頂冷凝器負(fù)荷增加，塔底重沸爐F102負(fù)荷降低，塔底C6烷烴含量增加，塔頂C6環(huán)烷烴含量下降。重沸爐F102的設(shè)計(jì)負(fù)荷為8MW，綜合進(jìn)料溫度對(duì)塔頂、塔底負(fù)荷以及分離效果的影響，控制進(jìn)料溫度在171℃時(shí)，重沸爐負(fù)荷為6.55MW，冷凝器負(fù)荷為–5.116MW，此時(shí)汽提塔的操作最優(yōu)。

2.5 脫戊烷塔塔壓優(yōu)化結(jié)果

圖7、圖8中隨著塔壓降低，脫戊烷塔頂靈敏板溫度、塔底溫度同時(shí)下降；塔底C5含量和塔頂苯含量同時(shí)上漲，塔底爐負(fù)荷下降，塔頂冷凝器負(fù)荷上漲。重沸爐F205的設(shè)計(jì)負(fù)荷為8MW，實(shí)際生產(chǎn)中早已超負(fù)荷運(yùn)行，降壓有利于降低重沸爐負(fù)荷，改善爐子操作情況。綜合塔壓對(duì)塔頂、塔底負(fù)荷以及分離效果的影響，控制脫戊烷塔壓在1.02MPa左右時(shí)，重沸爐負(fù)荷為10.76MW，冷凝器負(fù)荷 為–3.75MW，此時(shí)脫戊烷塔的操作最優(yōu)。

2.6 脫丁烷塔塔壓優(yōu)化結(jié)果

隨著塔壓降低，脫丁烷塔頂靈敏板溫度、塔底溫度、塔頂C5含量、塔底C4含量、塔頂冷凝器負(fù)荷、塔底爐負(fù)荷都隨之降低（圖9、圖10），說明降壓操作不僅有利于塔的分離效果，更有利于裝置的節(jié)能降耗。但由于壓力降低后塔內(nèi)的汽相負(fù)荷增加，導(dǎo)致塔盤上的不正常霧沫夾帶，對(duì)塔的正常操作不利，因此，塔的操作壓力不能太低?？梢愿鶕?jù)目標(biāo)產(chǎn)物質(zhì)量及塔頂塔底負(fù)荷選擇適宜的操作 塔壓。

3 結(jié)論

本文通過建立連續(xù)重整裝置模型，對(duì)惠州石化有限公司重整裝置反應(yīng)入口溫度以及3條分餾塔的操作條件進(jìn)行了模擬優(yōu)化，通過實(shí)施相關(guān)優(yōu)化措施，得到以下幾點(diǎn)結(jié)論。

（1）將重整加權(quán)平均反應(yīng)入口溫度由517.7℃提高至521℃，在滿足裝置生產(chǎn)控制指標(biāo)的前提下，多生產(chǎn)芳烴27kt/a，多產(chǎn)氫氣1.126×107m3/a，去除C5+液收下降造成的影響，核算經(jīng)濟(jì)效益全年增效2379.1萬元。

（2）自2009年開工以來，根據(jù)實(shí)際生產(chǎn)情況，汽提塔塔壓由1.1MPa降至1.0MPa，最低時(shí)達(dá)到0.98MPa；脫戊烷塔由1.1MPa降至1.0MPa；脫丁烷塔由1.1MPa降至1.0MPa。全年裝置開工時(shí)數(shù)按8400h計(jì)算，降壓操作后全年節(jié)約燃料氣352.8萬標(biāo)立方米，節(jié)約1.0MPa蒸汽764×107t。核算經(jīng)濟(jì)效益，按目前燃料氣價(jià)格4645元/t，1.0MPa蒸汽257元/t計(jì)算，全年可實(shí)現(xiàn)節(jié)能效益197.9萬元。同時(shí)由于優(yōu)化操作，汽提塔底C6環(huán)烷烴多回收2.746t/h，轉(zhuǎn)化為重整生成油中的苯，按照重整生成油和重整C5差價(jià)折算，全年可提升裝置經(jīng)濟(jì)效益749.7萬元。

實(shí)踐表明，利用Petro-SIM建立的模型，能夠準(zhǔn)確反應(yīng)裝置的實(shí)際操作工況，為裝置解決生產(chǎn)瓶頸、提高產(chǎn)品質(zhì)量提供了理論依據(jù)，可用于指導(dǎo)裝置生產(chǎn)，具有較好的經(jīng)濟(jì)效益。

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Process simulation and optimization forCNOOC Huizhou company’s continuous reforming unit

MENG Fanhui，JI Chuanjia，YANG Ji

（CNOOC Huizhou Petrochemical Limited Company，Huizhou 516086，Guangdong，China）

Using the Petro-SIM software，technicians established the pretreatment model，the catalytic reforming reaction model and the complete continuous catalytic reforming（CCR）process model which reflecting the actual operating conditions of 200×104t/a reforming unit in Huizhou company of China national offshore oil corporation（CNOOC）．The results showed that the reforming conditions are optimal when the inlet temperature at 520.7—521.7℃. The hydrogenation product stripper’s bottom temperature at 235℃，the pressure at 1.01MPa and the feed temperature at 171℃. The best separation effect was obtained. The operation of the column is optimal when the reforming depentanizer’s pressure is at 1.02MPa and the reforming butane tower’s pressure at 1.0MPa. The models were applied to the analysis of reactor temperature and three fractionation columns，such as increasing the average weighted temperature from 517.7℃ to 521℃，the aromatics increased by 2.7×104t/a and hydrogen increased by 1.126×107m3/a. The pressures at the top of stripper tower，depentanizer and the butane tower were reduced from 1.1MPa to 1.0MPa respectively. The flue gas was decreased by 3.528×106m3and C6naphthenic increased by 2.306×104t/a. Effective measures have been adopted to improve the operation of reforming unit，energy savings for the unit totaled 1.979 million yuan and annual economic benefits totaled 31.288 million yuan.

continuous reforming unit；simulation；model；optimization；energy saving

TQ021.8

A

1000–6613（2017）07–2724–06

10.16085/j.issn.1000-6613.2016-2078

2016-11-14；

2017-01-04。

孟凡輝（1984—），女，碩士，主要從事重整裝置工藝技術(shù)工作。E-mail：muxinhun@163.com。