孫學(xué)鋒

摘 ?????要：利用Aspen軟件對(duì)天津分公司重整裝置二甲苯塔增開側(cè)線采出進(jìn)行了模擬，對(duì)塔頂產(chǎn)品純度、側(cè)線采出油及塔底油性質(zhì)及裝置能耗進(jìn)行了比較，結(jié)果表明，重整裝置二甲苯塔增加側(cè)線氣相采出，塔頂產(chǎn)品純度符合要求，側(cè)線汽油餾分符合汽油標(biāo)準(zhǔn)，可作為汽油調(diào)合組分使用，與增加重芳烴分離塔的工藝流程相比流程簡(jiǎn)單，每小時(shí)可以節(jié)省3.5 MPa蒸氣6.5 t，年可節(jié)省費(fèi)用1 400萬元。

關(guān) ?鍵 ?詞：重整;二甲苯塔;側(cè)線;模擬;重芳烴;分離

中圖分類號(hào)：TQ 06 ??????文獻(xiàn)標(biāo)識(shí)碼： A ??????文章編號(hào)： 1671-0460（2019）06-1286-04

Abstract： Aspen software was used to simulate the side line production of xylene tower in the reformer. The purity of products on the top of the tower， the properties of the distillates from the side line and the bottom of the tower and the energy consumption of the unit were compared. The results showed that the purity of the top product met the requirements and the side-line gasoline fraction met the gasoline standard under the condition that the side line gaseous phase production of the xylene tower in the reformer was increased. Compared with the technology of the aromatic hydrocarbon separation tower， the process can save 6.5 t 3.5 MPa steam per hour， saving 14 million RMB per year.

Key words： Reforming;Xylene column;Side line;Simulation of;Heavy aromatics;Separation

1 ?項(xiàng)目概況

中國(guó)石化股份公司天津分公司100萬t/a重整抽提裝置以1 000萬t/a常減壓裝置生產(chǎn)的直餾重石腦油、180萬t/a加氫裂化裝置生產(chǎn)的重石腦油和乙烯裝置生產(chǎn)的加氫乙烯裂解汽油（C6～C8餾分）為原料，主要生產(chǎn)苯、甲苯、混合二甲苯和高辛烷值汽油調(diào)合組分C9+餾分油（二甲苯塔底產(chǎn)品，直接送往汽油罐區(qū)），副產(chǎn)重整氫氣、C5餾分油、液化石油氣和燃料氣等[1]。

裝置運(yùn)行發(fā)現(xiàn)，二甲苯塔底產(chǎn)品（C9+餾分油）實(shí)際膠質(zhì)含量高，無法實(shí)現(xiàn)全部調(diào)入汽油的目的。

為除去二甲苯塔底產(chǎn)品中的實(shí)際膠質(zhì)，在原有流程的基礎(chǔ)上新增了重芳烴分離塔，將二甲苯塔底的C9+餾分油進(jìn)行分離，塔頂產(chǎn)品脫重C9+餾分油送往罐區(qū)作為汽油調(diào)和組分，塔底重芳烴送柴油加氫裝置。

2 ?存在問題

新增重芳烴分離塔塔底再沸器采用3.5 MPa蒸汽加熱，用量達(dá)10～12 t/h。后經(jīng)優(yōu)化操作，減小塔頂壓力、減少塔頂回流量，按閃蒸塔操作，塔頂餾分實(shí)際膠質(zhì)含量合格，但再沸器3.5 MPa蒸汽用量仍達(dá)到6.5 t/h左右，致使裝置能耗升高。

3 ?方案設(shè)計(jì)

對(duì)二甲苯塔底油進(jìn)行了實(shí)沸點(diǎn)蒸餾，二甲苯塔底油實(shí)沸點(diǎn)蒸餾數(shù)據(jù)見表1。

由表1可以看出，影響二甲苯塔底油實(shí)際膠質(zhì)含量的組分只占塔底油總量的一小部分，根據(jù)對(duì)二甲苯塔底油的實(shí)沸點(diǎn)切割數(shù)據(jù)，大于205 ℃餾分收率占8.07%，實(shí)沸點(diǎn)蒸餾時(shí)蒸餾釜中物料停留時(shí)間較長(zhǎng)，因此釜底大于205 ℃餾分收率偏高，而實(shí)際二甲苯塔由于是連續(xù)操作，大于205 ℃餾分應(yīng)小于5%。

根據(jù)對(duì)二甲苯塔底油的分析數(shù)據(jù)可知，在二甲苯提餾段增加側(cè)線抽出，側(cè)線抽出組分直接作為汽油調(diào)合組分，塔底重組分作為柴油調(diào)合組分，這樣可以停開目前的重芳烴分離塔，達(dá)到節(jié)能降耗的目的。

4 ?模擬輸入數(shù)據(jù)

4.1 ?組分輸入方法

二甲苯塔的進(jìn)料采用虛擬組分輸入法，即把二甲苯塔分為三股進(jìn)料，第一股進(jìn)料為二甲苯塔頂組分，第二股為汽油調(diào)合組分，第三股為柴油調(diào)合組分。為計(jì)算準(zhǔn)確，二甲苯塔頂組分采用純組分輸入，汽油和柴油調(diào)合組分按石油餾分輸入。

4.2 ?組分輸入數(shù)據(jù)

二甲苯塔頂產(chǎn)品物料輸入數(shù)據(jù)采用近期分析的生產(chǎn)數(shù)據(jù)，見表2。

6 ?計(jì)算結(jié)果

采用Aspen7.2模擬計(jì)算軟件，以裝置生產(chǎn)數(shù)據(jù)為依據(jù)建立模擬模型。

6.1 ?無側(cè)線抽出模型

根據(jù)二甲苯塔的物料平衡數(shù)據(jù)及操作條件數(shù)據(jù)建立模擬模型，模擬計(jì)算結(jié)果見表6?塔底再沸加熱爐干氣用量為2 055 Nm3/h，以干氣熱值8 700 kcal/Nm3計(jì)，實(shí)際生產(chǎn)再沸加熱爐熱負(fù)荷為1 787.85萬kcal/h。

6.2 ?有側(cè)線抽出模型

在無側(cè)線抽出模型的基礎(chǔ)上，增加二甲苯塔側(cè)線抽出。抽出層位置位于提餾段，采用側(cè)線氣相抽出。本模擬抽出層位于原塔第88塊塔板，理論板為44塊。