催化裂化汽油分馏脱苯技术的应用

陈伟军，王连超，熊启强

(中国石油化工股份有限公司天津分公司，天津 300271)

苯是一种重要的化工原料和溶剂，但是苯为一类致癌物，对于人体的危害极大[1-3]。汽油作为石油加工的一种重要产品，会不可避免地含有苯组分。2019年实施的“国Ⅵ”汽油产品质量标准要求汽油中苯体积分数降到0.8%以下[1]。催化裂化汽油作为商品汽油一种重要的调和组分，其中苯体积分数一般为0.5%～1.3%[4-5]，中国石化天津分公司(简称天津石化)催化裂化装置产出的催化汽油苯含量为1.3%，用于调和商品汽油需要加入异辛烷等组分来降低苯含量，成本较高，因此需要对其进行脱苯处理以降低生产成本。

目前，降低汽油苯含量的技术主要有苯加氢饱和技术、烷基化降苯技术、异构化降苯技术、分馏脱苯技术等。其中：苯加氢饱和技术汽油辛烷值损失多和氢耗大；烷基化降苯技术可以明显降低苯含量并提高辛烷值，但该工艺需用专属ZSM-5催化剂[6]；异构化降苯技术反应过程中催化剂易失活[7]。分馏脱苯是指将汽油中的苯富集并分离出来的过程，脱除苯后的汽油为脱苯汽油[5]；富苯馏分被分离出来后，可作为加氢原料或重整原料，或进入延迟焦化装置、加氢裂化装置、常减压装置的吸收稳定系统进行后续处理。分馏脱苯技术较为成熟，投资较低、生产操作弹性较大、降苯效果较好。

天津石化1.3 Mt/a催化裂化装置设计之初无脱苯装置，为满足汽油新标准，需增加脱苯流程。天津石化针对装置情况，选择分馏脱苯工艺可以有效利用旧装置，提高经济效益。2020年通过将1 Mt/a乙烯项目及配套项目1.3 Mt/a蜡油加氢裂化装置的旧分馏塔改造对催化裂化汽油进行分馏脱苯，有效降低了汽油中的苯含量。本文报道了天津石化催化裂化汽油分馏脱苯技术的实施情况，为相关企业提高设备资源化利用率提供参考。

1 分馏脱苯工艺流程

在综合分析各种脱苯技术的基础上，天津石化制定了催化裂化汽油分馏脱苯技术方案，其工艺流程如图1所示。由图1可知，催化裂化汽油原料经进料-塔底油换热器预热，然后经脱苯塔换热器换热，升温至139 ℃，进入分馏塔(脱苯塔)抽出富含苯的馏分(简称富苯液)。分馏塔进料位置为第8层塔板，采用蒸汽汽提，汽提蒸汽线在第一层塔板以下，蒸汽流量约为1 t/h。

图1 天津石化汽油脱苯工艺流程

分馏塔塔顶气经塔顶冷却器(简称空冷器)冷却至55 ℃后，再经新增塔顶水冷却器冷却至40 ℃，进入分馏塔塔顶回流罐(D-202)。分馏塔塔顶油经回流泵升压后回流至分馏塔，部分塔顶汽油产品经原分馏塔塔顶回流泵升压后与分馏塔塔底油混合。分馏塔塔顶冷凝液经分馏塔塔顶冷凝水泵升压后送至含硫污水系统。

分馏塔设中段抽出富苯液流程，抽出位置为第19层塔板。富苯液进入汽提塔，采用蒸汽汽提流程，蒸汽流量约为200 kg/h，塔顶油气返回分馏塔，返回位置为第22层塔板，塔底油经富苯液泵升压，经富苯液水冷却器(原柴油与脱氧水换热器)冷却至50 ℃后，送至乙烯装置或常减压装置。

分馏塔塔底油经分馏塔塔底泵升压后，先经进料-塔底油换热器与进料换热，再经塔底水冷却器冷却至40 ℃，再与塔顶油混合后进入新增的产品汽油精脱水罐(D-204)脱水，脱水后的FCC汽油水含量可控制在200 mg/kg以内，出装置送至S-Zorb装置。

2 脱苯工艺实施方案

2.1 原 料

催化裂化汽油由天津石化的1.3 Mt/a催化裂化装置生产，其主要性质见表1。

表1 催化裂化汽油的主要性质

由表1可知，该催化裂化汽油中的苯体积分数为1.3%，难以直接用于生产汽油产品。

2.2 装置改造

根据天津公司实际情况，选取1 Mt/a乙烯项目及配套项目1.3 Mt/a蜡油加氢裂化装置的分馏塔及其配套系统作为催化裂化汽油分馏脱苯工艺的分馏塔进行改造。改造内容主要包括1台回流罐、5台冷却换热设备及1台空冷器、5台机泵、1台模块式脱水罐及其附件、分馏塔上部塔板开孔和下部堵孔等。

2.2.1 静设备改造

分馏塔为塔径2 200 mm、38层塔板浮阀塔。经核算，该塔塔径符合操作条件要求，但需对塔内构件及管口进行调整。中段抽出位置由第25层塔板调整至第19层塔板，返回位置由第28层塔板调整为第22层塔板。

根据分馏塔的气、液相负荷要求，由塔内构件厂家对塔板进行改造：由于塔内气、液负荷变化很大，需要降低下部塔板的开孔率，因而对第1层至第8层塔板进行堵孔改造；提高中上部塔板的开孔率，因而增加第19层至第38层塔板的开孔；同时，由于第19层至第25层塔板涉及中段抽出口位置的调整，需调整塔内构件的支撑结构，但保持原降液管和受液板等；第9层至第18层塔板满足操作要求，不需改造。

改造后，分馏塔可以满足60%～120%负荷的操作弹性。由于分馏塔采用蒸汽汽提流程，汽油产品中含有水分，为满足SZorb进料水含量要求，减少SZorb吸附剂损失，需对脱苯汽油进行脱水处理，因而新增汽油精脱水罐1台，将脱苯汽油的水含量降至200 mg/kg以下。

2.2.2 冷却换热设备改造

根据工艺流程需要，新增加1台硫化氢汽提塔塔底油/分馏塔进料换热器，壳程物料为FCC汽油，管程物料为硫化氢汽提塔塔底油，并设置温度控制调节系统。同时，将原有的冷进料原料油/加氢蜡油换热器作为催化裂化汽油/塔底产品换热器，并根据物料性质变化，将其管程污油线调整为轻污油线，管程增设了氮气扫线。为保证分馏塔塔底油出装置温度为40 ℃，增设了1台水冷却器，其管程为循环水，壳程为塔底油。分馏塔塔顶回流油气温度控制为40 ℃，在空冷器后新增1台水冷却器，其管程为循环水，壳程为塔顶油气，并在壳程设置氮气扫线、轻污油管线。

2.2.3 动设备改造

动设备主要利用装置原有泵体，包括中段回流泵、塔顶回流泵、塔顶冷凝水泵、富苯液泵、分馏塔塔底泵，并与相应的流量操作要求进行匹配。

2.3 工艺条件

综合考虑各设备负荷，分馏塔操作工艺条件为：塔顶压力0.15 MPa(表压)，进料温度139 ℃，塔顶温度67 ℃，塔底118 ℃，侧线采出温度94 ℃。

3 技术应用结果分析

3.1 产品性质

表2 物料平衡

表3 富苯液的主要性质

表4 脱苯汽油的主要性质

3.2 经济核算

通过装置改造，调合汽油中减少了异辛烷组分添加比例，其成本核算如表5，由表可见92#汽油成本降低了14.32元/t，95#汽油成本降低了13.3 元/t。按照目前汽油产量2.64 Mt/a计算，增加毛利润约3 696 万元/a；该脱苯分馏塔的能耗约为72 850 kJ/t，成本约为194.4 万元/a，另外装置改造总投入为577.67 万元；因此，按照5年折旧率，脱苯分馏工艺应用后增加净利润为3 386.1 万元/a。

表5 经济核算

综上所述，采用分馏脱苯方法，只需对原有分馏设备进行简单改造，即可实现催化裂化汽油中苯的富集，是一种较为简便的催化裂化汽油的脱苯方法。本项目的成功实施，不仅为企业自身增加了经济效益，也为同样具有相关需求的其他企业提供了技术范本。

4 结 论

采用汽油分馏脱苯技术，通过对原有分馏塔及其配套系统进行改造，成功实现了催化裂化汽油的有效分馏脱苯，将汽油中的苯体积分数从1.3%降至0.7%以下，满足“国Ⅵ”调合汽油的质量要求。

该技术抽出的富苯液进入常减压蒸馏装置，进行轻烃回收，分离出的轻石脑油可作为乙烯裂解料，重石脑油可作为重整装置原料，提高苯和芳烃收率，进一步提升效益。

该技术方案成功破解了炼油整体优化的瓶颈，降低了调合汽油成本。该技术方案操作弹性较大，可根据实际需要增加脱苯塔的负荷，减少汽油中苯含量高的制约，提高催化装置催化柴油的掺炼比例，增产汽油、提高效益。