芳烃联合装置节能措施及效益分析

刘洋

中石化股份有限公司天津分公司化工部 天津 300100

摘要：持续改造和芳烃装置是炼油化工企业的主要生产单元之一。因为改革能为芳烃装置提供原料，所以一般来说是作为组合单位建造的。连续重整装置以精制石脑油和加氢裂化重石脑油为原料，以氢为副产品，生产高辛烷值汽油的混合组分，一般包括原料预处理、连续重整和催化剂再生装置。芳烃装置采用改性油或购买的混合二甲苯作为原料生产苯、甲苯、对二甲苯和邻二甲苯。吸附牵引技术的芳烃装置一般包括芳烃抽提取、不成比例、吸附分离、异构化、二甲苯提取和供应单元。目前，世界上只有三家公司能够提供全套工艺包技术，包括中国石化自主开发的连续重整和芳烃成套技术。

关键词：芳烃装置；静设备；节能；优化

引言

受市场影响，河北新启元能源技术开发有限公司的芳烃抽提装置断断续续地启动和停止，每次启动时都需要建立调整质量的周期，只有质量质量设置合格后，才能输送材料，设备的周期调整时间通常为12小时，这使得公共能耗高，设备占用量低。因此，通过优化工艺流程，将三塔(萃取、剥离、回收塔)的溶剂循环转化为两塔(萃取、回收塔)，可以加快启动周期的调整时间，减少公共能源的使用，提高设备的整体经济效益。

1芳烃联合装置工艺流程

芳烃联合装置的工艺流程见图1所示。来自加氢装置的石脑油进入2#连续重整装置，经过反应、精馏的重整脱戊烷油C+5进入重整油分离塔，塔顶物料C6、C7经冷却后送至芳烃抽提装置，塔底C7以上的物料通过白土塔脱除烯烃后与歧化装置甲苯塔塔底产物混合送入二甲苯塔第73层塔盘，异构化脱庚烷塔塔底产物送至二甲苯塔第39层塔盘。二甲苯塔塔顶物料作为吸附分离原料，塔底物至重芳烃塔。重芳烃塔塔顶物料送至歧化装置作原料，塔底物料经冷却后送出装置。在吸附分离单元经吸附、解吸后得到产品对二甲苯送出装置，抽余液(贫二甲苯)送至异构化进行反应，再送至二甲苯塔。

图1芳烃联合装置工艺流程示意

2芳烃抽提装置蒸汽用能现状及分析

在芳香抽提装置中，3.7 MPa(g)过热蒸汽和锅炉水从装置管网通过过热器和过热器，产生3.7 MPa(g)satt蒸汽和2.2 MPa(g)satt蒸汽，分别发送到每个蒸汽消耗装置。凝结水由管网收集，送到中压凝结水闪存罐，释放1.4 MPa(g)饱和蒸汽，送到化工区中压管网。Flash冷凝液进入低压蒸汽闪存器，释放0.4 MPa(g)饱和蒸汽，发送到设备原油储存器区的配套供热管网。低压接头的一部分用于装置的管道和设备的配套加热，另一部分冷却后通过空气冷却器从电池限制中发出。对该厂蒸汽换热器的分析发现了以下问题:(1)该厂泄漏的1.4 MPa(g)萨塔蒸汽和0.4 MPa(g)饱和蒸汽量大，均在电池限制之外发送，该厂利用率低。0.4 MPa(g)蒸汽质量较差，无法在设施中使用，因此只能发送到设施区的原油蒸汽下行管道网。1.4 MPa(g)sat蒸气温度为198 °C，因此在装置中找到合适的气体消耗点。(2)一些换热器蒸汽质量高，利用率低的劣质蒸汽。E-503吸收器和E-305原料预热器的热源为2.2 MPa(g)蒸汽，蒸汽质量高，因此可以考虑低品位蒸汽或凝结水而不是2.2 MP蒸汽加热。

3芳烃联合装置自产燃料气综合利用

芳烃配合物中的连续重整装置、失调和跨烷基化装置以及C8芳烃异构化装置产生所有燃烧气体。这些燃烧气体含有大量的乙烷、丙烷和丁烷。在一家炼油厂，这部分气体作为燃烧气体燃烧，其经济价值被低估了。在综合炼油化工企业中，这些乙烷、丙烷和丁烷类气体可作为优质乙烯原料输送到乙烯厂，成为乙烯和丙烯等高附加值产品。芳香化络合物中的燃烧气体由连续重整装置、不成比例和跨烷基化装置以及C8芳烃异构化装置组成。燃烧气体富含乙烷、丙烷、丁烷等。它是生产乙烯的优质原料。芳烃配合物中的失调和跨烷基化单元以及C8芳烃异构化单元产生约200 kt/a燃烧气体。a送到乙烯装置，估计乙烯产品产量增加100 kt？一.考虑到乙烷和丙烷转化为乙烯和丙烯的比率以及乙烯、丙烯和燃烧弹之间的价格差异，该系统每年可带来4亿元以上的产品价格差异，经济效益非常可观。在建筑方案中，炼油化工企业越来越多的芳香族复杂单元从比例失调和跨烷基化单元以及C8芳香族异构化单元中输送燃烧气体，作为乙烯单元的原料。该优化方案在技术上可行，有利于提高乙烯装置的经济性。该系统在天然气等廉价燃料资源丰富的条件下，在经济上也是可行的，有利于降低乙烯装置的原材料成本。

4节能方案

4.1优化原料和产品结构

对于常规芳烃配合物，比例失调和跨烷基化装置对PX容量约有50%的贡献，其特点是C9芳烃在原料中所占比例越大，C8芳烃的产量就越高。因此，通过最大限度地提高C9芳烃在分配股饲料中的比重，可以提高分配股反应的单向度，缩小分配股的范围，达到节能降耗的目的。同时，由失调反应产生的C8芳香剂乙苯含量低，PX含量高，有利于提高PX的单价值，降低能耗。一些芳香化合物配合物单元还购买了一些C8芳烃，以降低C8芳烃生产和分离过程中增加的能耗，或通过单元的实际情况增加o-二甲苯产品的产量。

4.2芳烃联合装置热集成可利用空间

二甲苯位置在能耗方面存在以下不足:(1)七塔的饲料温度偏高。地方病的饲料温度约为.摄氏210度，这是过热的食物。供给温度太高，饲料中的大部分热量都是从粪池顶部排出的，导致能量浪费。(2)成品塔热源具有优化潜力。成品塔的地面温度约为154 °C，除PDEB为热源外，其馀热量不足由二甲苯塔土液提供，即相当于作为成品塔热源一部分的燃烧气体消耗，而吸附分离分配的温度达到235 °C。直接用于加热脱磷塔的供给，温差大，因此不能有效利用热量。(3)底泥塔顶部的低温馀热未被利用。38t/h和150°C电流从七夕塔顶部直接通过空气冷却器和水冷器冷却，低温馀热未得到充分利用。(4)喷嘴放电与喷嘴壳体液体换热后温度仅为195℃，喷嘴壳体液体的高温未得到充分利用。当前芳香族副二甲苯位置的工艺换热过程具有较大的节能空间。通过优化换热过程可以降低设备能耗，这对提高设备能耗具有积极意义。

4.3热集成和热联合

芳香化络合物具有许多单元和漫长过程的特点，具有采用热集成和热结合的独特优势。典型的热组合方案主要包括:(1)提高二甲苯塔顶气相和底液相热源含量的p二甲苯塔压力增压运行；塔顶的气流量为精炼塔和精炼塔提供了再沸热源；底部流为多个重沸器提供热源。(2)吸附分离分配用异构化-脱硝rms的进料或二甲苯整流单元C8+芳香族异构化的进料交换热量。(3)吸附供给和循环无序被用作成品塔再沸器的热源。(4)在上游和下游产品之间尽可能选择热补给模式。

4.4超高压蒸汽的使用

在承接炼油化工一体化的整个过程设计中，炼油化工行业的技术一体化越来越多。当前我国乙烯生产设备中由超高压流动驱动的离心压缩机很常见，但在炼油厂却很少出现。平时超高压强压强积金的工作压力为9.5 ~ 11.5 MPa，工作温度为490 ~ 540℃，主要产于乙烯装置和发电厂。近年来，催化裂化装置中也有超高压流动的启动装置。国内炼油装置中，这种超高压循环氢压缩机首次成为中石油惠州石化公司连续重整装置和加氢裂化装置。、有限公司自2009年成立以来运作良好顺利。炼油化工一体化企业越来越多，采用超高压蒸汽系统实现蒸汽系统级联利用，降低设备能耗的迫切性越来越大。在炼油厂里有3mt。以连续重整机组为例，采用超高打印量，选择五个打印区域作为五个方案，分析机组能耗的影响。方案1采用超高压蒸汽驱动压缩机，蒸汽以级联方式使用，直至变成冷凝水，其能耗指数是最先进的。但常规运行模式下模式2、模式3和模式4单元的能耗指数又因不同的中压蒸汽利用模式而上升；循环式氢压缩机和重整式氢助推器由凝汽器驱动，对机组能耗影响最大。

4.5重整反应器、再生器及内件的新结构

催化剂不断流入重整反应器和再生器。催化剂流动状态的改善和totzone的减小是优化反应堆和再生器结构的主要方向。例如，如果给定单元的重整反应器的土壤结构采用锥形头而不是先前的椭圆形或半球形头，在同一充填体积下，锥形头可以减少无效的催化剂体积，改善催化剂的流动状态，减少催化剂在头部的死区，降低焦炭风险。长期高温作业时，偶尔会出现因生产波动或催化剂结焦而损坏的扇形筒和中央管的情况，各工艺包在材料、强度和稳定性设计、结构改进和制造要求等方面不断得到优化。比如，国外工艺服务提供商引入了上下截面面积可变的楔形扇形气缸，但成本昂贵，制造精度高，现场安装复杂，安装时间长。结合实际工程案例，国内工艺企业家可以通过设计改造和结构改进延长内部部件的使用寿命，例如通过提高筛网与支撑杆在设计中的结合力，控制焊接杆柱在制造中的截面长度，优化制造工艺。

4.6进料温度优化

为了储存不均衡反应系统空气冷却器的馀量，在反应系统中回收改造了空气冷却馀量，并添加了高热分离容器，在空气冷却前收集热材料，从而提高了收集到稳定塔的反应系统的进料温度。在稳定塔进料换热器旁路控制下，对稳定塔温度进行了调整，以防止材料因供水管中稳定塔温度过高而气化。调查显示，稳定塔设计的前置温度为159 °C，而类似工厂的稳定塔则为183 °C。因此，在构件差别不大的条件下，稳定塔进给温度有改善的空间。改造后，稳定塔的食用温度将约为。摄氏10度，进一步节约塔底蒸汽加热器的蒸汽消耗，达到节能目的。

4.7多降液管塔盘

多降液管塔盘是一种多流程、多降液管的塔盘，适用于高液相负载运行。与传统的多流轨相比，塔直径相同的吞吐量可降低，同时较小的托盘间距可降低塔高，从而减少金属材料量，节省设备成本，降低塔的施工成本，实现更好的经济性。对于芳烃装置中的精炼塔和二甲苯塔等超大直径塔来说，运行的可靠性和经济性尤为突出。以1000t/a芳香烃单元为例，采用四个浮式溢流阀池和多下行阀槽对副二甲苯塔进行了比较。结果见表2。当前，代表多级下行曲MD和ECMD曲由UOP、HiFiPLUS曲由SULZER/SHELL和DJ曲组成，这些曲是独立于中国石化开发的。

4.8排燃料气深冷器操作优化

为了回收稳定塔回流罐排放的燃料气中携带的苯组分，在回流罐顶部设置有深冷器，利用液氨将40℃的燃料气冷却至7℃，将进深冷器前物料中的8.78wt%的C6+组分降低至1.74wt%，减少苯组分的浪费。稳定塔系统经过了整体的优化以后，塔顶的重组分大幅度降低，经实际样品分析，目前燃料气中C6+组分最高值仅为0.83wt%，样品均值仅为0.2wt%，已远低于设计指标，因此，深冷器的投用已无必要，考虑到取气样时重组分分析可能偏低，在装置低负荷时（70%以下）不再对深冷器进行投用，降低了液氨系统的循环能耗，达到了节能的目的。

4.9加热炉热效率提升改造

为提高加热炉热效率，在改造方面要尽可能地降低排烟温度，但温度过低又会导致露点腐蚀，缩短设备的使用寿命。针对这种情况，空气预热器选型时，需充分考虑高效换热，而在降低排烟温度的同时还要避免低温露点腐蚀的影响。综合对扰流子式、水热媒换热系统式、钢板式、铸铁板式、复合相变式以及以上所述预热器的组合式等各型式预热器性能的分析，2#重整四合一炉(F201～F204)、二甲苯加热炉(F－801A/B)采用高温板式+低温复合相变式空气预热器。在高温段使用板式空气预热器，具有传热效率高、适用范围广、阻力降低、结构紧凑、模块化制造安装简便、使用寿命长等优点。在低温段使用复合相变式空气预热器，与其他类型预热器相比有明显的优势，使用寿命长。在2#重整四合一炉(F201～F204)中增设一套烟气余热回收系统，用高温烟气加热助燃空气，增设1台空气鼓风机和1台烟气引风机，增加余热回收烟、风道。热烟气从四合一炉顶部联合烟道引出，经热烟道进入高温板式空气预热器后再进入低温段复合相变式空气预热器，再由烟气引风机引出，经冷烟道送至烟囱排空。冷空气从吸风筒由鼓风机鼓入低温段复合相变式空气预热器，再进入高温增设一条冷空气旁路，通过调整换热空气量以调节空气预热器出口烟气温度，将排烟温度由188.4℃降至100℃，热效率由88.5%提高到93%。

4.10粗苯采出量优化

稳定塔侧线粗苯采出的目的：（1）防止戊烷组分在塔盘内聚集；（2）防止粗苯中环己烷等非芳烃影响下游苯产品纯度。因此，能否对稳定塔粗苯侧线采出量优化，首先应考虑的问题是不能影响下游苯塔的苯产品纯度。样品实际分析结果表明，粗苯组分中苯、甲苯组分占比为98.8%，非芳烃占比仅约1.2%，而粗苯采出至重整脱戊烷塔后，在脱出里面含有的少量C5组分后，几乎全部物料又进入下游重整油塔，继而进入抽提单元，又循环回歧化单元，在此过程中浪费了大量的系统能耗。为此，专门对该部分粗苯循环能耗进行了分析，按外送粗苯量全部停用，降低循环能耗费用，年可节省费用为593.5万元。在经过了详细的数据论证后，技术部认为粗苯停止外送存在可能性，在不影响下游苯产品纯度情况下，缓慢降低粗苯采出量，逐渐降低至粗苯泵允许的最小流量4t/h，达到了机泵运行情况下的最小外送量。

结束语

根据芳香烃资源的组成差异，通过应用不同的处理方案，进一步优化芳香烃异构化单元的工艺设计，降低能耗，提高单元经济性较为有利。从芳香族配合物中输送不成比例的异构废气作为原料进入乙烯装置在技术上是可行和经济上可行的。采用超高压蒸汽驱动芳香族综合体压缩机在工艺运行中是可行的，有利于降低机组能耗，优化全厂蒸汽梯级使用方案，降低机组运行成本。充分利用芳烃配合物中的低温馀热，为压缩机驱动产生蒸汽，地板再加热等，可以进一步降低芳烃配合物的能耗。芳烃液相异构化技术及甲苯萃取工艺方案优化可行，节能，进一步降低芳香烃的能耗。在炼油化工一体化原油处理系统中，通过优化芳香族综合体的处理方案，采取高效环保节能措施，采用新技术，提高整个炼油化工一体化原油处理系统的经济性，降低运营成本，提高企业竞争力具有重要意义。

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