聂玉萍 NIE Yu-ping；佟文媛 TONG Wen-yuan
（中国石油乌鲁木齐石化分公司炼油厂芳烃联合车间，乌鲁木齐 830019）
摘要： 歧化装置包括歧化和烷基化转移部分及苯-甲苯分馏部分，通过探讨歧化装置各部分操作及石油苯产量状况，围绕如何减少石油苯损失，提高石油苯产量展开讨论，最终得出结论并制定对策以期能够减少石油苯损失，提高石油苯产量，从而提高经济效益。
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关键词 ： 芳烃联合；石油苯；精馏；歧化；温度；损失
中图分类号：TE624 文献标识码：A 文章编号：1006-4311（2015）03-0038-03
作者简介：聂玉萍（1975-），女，甘肃武威人，助理工程师，工艺主管技术干部，研究方向为100万吨/年对二甲苯装置歧化异构化装置工艺技术管理；佟文媛（1987-），女，锡伯族，新疆伊犁人，初级职称，研究方向为100万吨/年对二甲苯装置歧化异构化内操。
1 石油苯概述
石油苯可用于有机合成和化工原料，如制取合成橡胶、塑料、锦纶单体、合成洗涤剂、农药等，亦是很好的有机溶剂，苯的最大用途是作为生产苯乙烯的单体原料，约占世界苯消耗量的50%。
目前由于经济发展的需要，纯苯下游产品生产装置不断扩建和新建，中国市场对纯苯的需求量将会增长。因此，提高装置的石油苯产量显得尤为重要，由此可以为企业带来更多的商机和经济效益。
2 工艺流程简述及工艺特点
2.1 苯塔工艺流程简述
本装置中，苯塔C-2551的作用是通过精馏的方法对水、苯、甲苯和重芳烃进行分离，从而获得本单元的产品苯。来自抽提装置、歧化单元、吸附分离单元来的以及外购甲苯混合芳烃先经过白土处理后作为原料由苯塔中部进入。混合芳烃经苯塔分离，从塔顶馏出的苯馏份经塔顶空冷器A-2552冷凝冷却至约70℃后，进入苯塔回流罐D-2552。D-2552采用氮封保持微正压操作。凝液经苯塔回流泵P-2554自D-2552抽出并增压后，在流量和苯塔回流罐D-2552液位串级均匀控制下，全回流返回C-2551塔顶。当苯质量出现不合格情况时，采出部分拔顶苯去抽提装置。
苯产品从C-2551上部第6层塔盘侧线抽出，经苯产品冷却器E-2554冷却后，用苯产品泵P-2553将其输往苯产品检查罐D-2553A/B，经过分析化验合格后再用苯产品输送泵P-2556输至贮罐区，若不合格，则送往歧化白土塔进料罐T-2551或返回抽提装置。
苯塔底部设置两根独立的排液管：其一通往苯塔重沸器E-2553；其二通往苯塔塔底泵P-2552。苯塔重沸器E-2553以甲苯塔塔顶气作为加热介质，经过加热后的C-2551塔釜液形成气液两相混合物，借助于塔底液体与重沸器管程的气液两相混合物之间的密度差实现釜液在塔釜与E-2553之间的自然循环。塔釜采出液经P-2552增压，在流量与苯塔塔底液位串级均匀控制下送往甲苯塔 C-2552。（苯塔工艺流程见图1）
2.2 苯塔精馏的工艺特点 ①在工业需求中要求苯产品纯度较高，应在99.9%以上（本工艺生产的石油苯符合GB/T－3405-2011规定的优级品质量指标），同时精馏分离馏分较窄，苯与甲苯、C6烷烃、C7烷烃间的沸点非常相近（见表1）；②工艺操作时必须保证苯塔顶及塔底产品均合格，故对塔的操作要求提高，塔顶温度允许变化范围变小。
3 石油苯损失原因
从装置生产工艺上看，当前提高石油苯的产量，减少苯损失的途径有三种：一是苯塔进料变化对石油苯产量的影响；二是调整歧化单元操作对石油苯产量的影响，适当提高歧化反应温度，以增加反应深度，提高歧化反应单程转化率；三是优化苯塔操作，减少石油苯跑损。
3.1 苯塔进料对石油苯产量的影响 由于原料供给量不足，我们选定了在确定参数条件下改变苯塔进料的方法进行操作，其主要数据见表2。
由表2可以看出，苯塔分馏系统在各主要操作参数固定不变的情况下，对进料量的变动将直接影响石油苯的产量，从表2中不难看出，随着进料量的增大，石油苯的产量也随之提高，因此可以得出结论，石油苯产量是随分馏系统进料量的提高而提高的，前提是不超过分馏系统的实际处理量，但是并不会造成苯损失。
3.2 调整歧化单元操作对石油苯产量的影响 在歧化反应中，反应温度是用于控制转化率的主要变量。通常是将温度调整到使转化率保持在42%至45%之间的水平。由于歧化系统自开工以来才开始使用，为了保证催化剂的活性，增加了对催化剂毒物的分析，并对甲苯和C9A的比例进了控制以保持相同的转化率。
在保证歧化装置反应系统进料、氢油比、氢气纯度以及杂质不变的情况下，根据甲苯和C9A比例的不同，对歧化单元的反应温度做调整，在不同温度下的石油苯产量的数据见表3。
由表3数据可以看出，在其他参数不发生变化的条件下，提高歧化反应系统的反应温度可以增加石油苯的产量，而在提高反应温度的同时C9A含量的增加，石油苯产量的增值会逐渐减小，但二甲苯产量的增值会逐渐增加，这是由于反应温度提高增加了歧化反应，但同时也使副反应增加，导致石油苯产量的增值减小，这就说明在增加石油苯产量的调节过程中，应当跟据物料配比及市场需求，调节反应温度，否则达不到增值的目的，由此可知，此亦不是造成苯损失的原因。
3.3 优化苯塔操作，减少石油苯跑损 排除了进料对石油苯产量的影响因素外，对苯塔主要工艺参数的实际操作值与设计值进行了对比，从表4中可以看出在不考虑苯塔负荷的情况下，苯塔进料温度、塔顶温度、塔底温度、塔压的实际操作值均达到设计值，只有苯塔空冷冷后温度高于实际值，同时放空罐液面上涨较多。
2011年5月随着外界气温的升高，苯塔塔顶空冷器A-2552出口温度在空冷及空冷变频全开的情况下依旧超过设计值70℃，最高达到84℃，而其他工艺操作参数均在设计值范围内，放空罐液面上涨较多，经化验室取样分析，发现放空罐中苯含量较高，至此可以发现石油苯跑损到放空罐中，由此数据得出空冷冷后温度高是造成石油苯损失产量下降的主要原因，由图2可以看出，若冷后温度高，石油苯无法冷凝呈气态，会造成塔压升高，进而造成回流罐压力上涨。当回流罐压力持续上涨后，氮封压力相对减小，即“氮封”效果减弱，苯蒸气就会从放空管线进入放空罐造成跑损，石油苯跑损后，通过空冷冷凝的苯量减少，回流罐液面降低，回流量减少。而回流是控制一个塔热平衡的重要因素，回流是冷物料，回流量减少必然导致苯塔温度及温差上升，为了控制苯塔温度及温差，只有减小石油苯侧线量，用石油苯去压制苯塔，造成石油苯产量下降。
4 流程优化方案
本装置由于苯塔空冷器在设计上有缺陷，正常操作过程中苯塔空冷冷后温度高于设计值（70℃），导致石油苯跑损到放空罐，造成石油苯损失，为了减少苯损失，就目前的情况提出两个流程优化方案：
方案一、在苯塔空冷器后面加水冷器E-2552A，水冷器用循环水进一步降温，冷却后再进入回流罐，流程如图3所示。
方案二、在回流罐顶部加放空冷却器，经冷却器由冷冻水进一步降温，冷却后进入苯塔放空罐，液体依靠重力自流回苯回流罐，流程如图4所示。
5 效果验证
以目前装置运行的条件，在考虑装置规划、能耗及经济效益等因素后，选择第一种方案对本装置进行了改造，而第二种方案有待验证，第一种方案的成果如下：
①新加水冷器E-2552A投用后，芳烃放空罐液面明显下降，石油苯损失得到有效控制。苯塔回流温度在外界温度25℃时，水冷冷后温度可达58℃（设计70℃）（见表5），为了经济操作，车间控制温度在65-70℃之间，对于芳烃放空罐D-2910液面车间也进行了监控，在未投水冷器之前，D-2910液面上涨10%/天，投用后液面不再上涨，石油苯每天回收近7.81吨，大大减少了石油苯损失。
②在苯塔空冷后水冷器E-2552A未投用前，为保证苯塔正常操作保证大芳烃石油苯及PX产品的产量，装置采用现场投用除盐水喷淋水来保证苯塔正常操作，但这样消耗的除盐水量过大，最大增加到80t/h，在投用了苯塔空冷后水冷器E-2552A后，装置消耗除盐水由80t/h下降到50t/h，节约除盐水30t/h，降低了能耗，保证了全炼油厂公用工程系统的稳定运行。
③在投用苯塔空冷后水冷器后，歧化装置高负荷下运行的瓶颈问题得到了解决，同时为大芳烃装置PX产品高产量提供了保证，为完成全厂PX生产计划提供了保证。
6 结束语
通过验证优化苯塔流程，降低冷后温度，从而可以达到减少石油苯损失，同时提高石油苯产量的目的，通过优化操作，使装置运行更加平稳，更加高效，同时得到更高的经济效益。
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参考文献：
[1]《炼油厂芳烃联合车间PX装置操作规程》.
[2]《催化重整装置技术问答》.
[3]侯芙生主编.炼油工程师手册[M].石油工业出版社,1995.