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1、芳烃联合装置节能改造方案探讨芳构化研究论文文献 芳烃联合装置节能改造方案探讨马达国，曹坚(中国石化工程建设公司，北京市100101)摘要:阐述了对某芳烃联合装置进行的以节能为主、扩能为辅的改造方案。 对装置改造内容、规模选择、催化剂选择、热量集成方案、优化流程设计等进行了讨论。 提出了可行的节能方案:装置改造尽量利用原有设备，如歧化和异构化反应器、反应炉、循环压缩机、吸附塔和转阀等关键设备;采用新型催化剂和新型吸附剂;充分挖掘装置潜力;合理配置热量集成方案，加强低温热利用，抽余液塔和抽出液塔加压操作，塔顶低温热用以发生低压蒸汽，脱庚烷塔塔顶低温热用以发生低压蒸汽;优化流程设计，歧化异构化反应部
2、分采用热高分流程设计，异构化部分采用C8环烷烃部分循环流程。 改造后装置能耗大幅降低，岐化、吸附分离、异构化和二甲苯精馏等装置能耗为50690GJ/h，折合1216GJ/t PX或1091GJ/t(PX+OX)，仅为改造前能耗2750GJ/t PX的44%。 关键词:芳烃联合装置节能改造热量集成流程优化某芳烃联合装置采用UOP公司专利技术，建成年代较早，限于当时的技术水平，没有采用热集成技术，大部分分馏塔塔底采用加热炉加热，因此能耗水平较高，达到2750GJ/t对二甲苯(PX)。 随着新重整装置的建设，连续重整装置设计规模达到了255Mt/a，新增加的C+7重整生成油为该芳烃装置的原料优化和扩
3、能改造提供了原料保证。 为此，准备对该装置进行以节能降耗为主、扩能为辅的改造。 通过优化流程，采用各种节能新技术、新工艺、新设备、新型催化剂和新型吸附剂，对芳烃联合装置的歧化装置、吸附分离装置、二甲苯异构化装置和二甲苯分离装置进行改造，通过原料优化，在保证新建连续重整装置提供足够高辛烷值汽油组分的基础上，将原有芳烃联合装置的PX产能由023Mt/a扩建到035Mt/a。 1装置规模和改造内容11装置规模某芳烃联合装置改造前包括:05Mt/a连续重整、025Mt/a环丁砜抽提、023Mt/a PX装置(包括歧化、吸附分离、异构化、二甲苯精馏4个单元)等多套生产单元和辅助生产单元。 本次主要对歧化
4、、吸附分离、异构化、二甲苯精馏等装置进行改造，使PX产能扩大到035Mt/a，并增产邻二甲苯(OX)40kt/a。 本次改造前歧化采用HAT-097型催化剂，吸附剂采用ADS-7，异构化采用SKI-400乙苯转化型催化剂。 本次改造歧化拟采用HAT-099型催化剂，吸附剂采用ADS-37或者RAX-3000，异构化采用RIC-200乙苯转化型催化剂。 改造前后装置设计规模见表1。 表1改造前后装置规模对比Table1Comparison ofunit capacitybeforeand afterrevamping Mt/a项目改造前改造后歧化装置052100苯-甲苯分馏部分036107吸附分
5、离装置123180异构化装置109145二甲苯分馏装置14026712装置改造采用的工艺技术和主要改造内容歧化装置:采用上海石化研究院(SRIPT)的甲苯歧化及烷基转移工艺及HAT-099高空速歧化催化剂，歧化主要更换一台进料换热器，循环氢压缩机、反应炉和反应器不做改造，相应汽提塔、苯塔和甲苯塔系统全部更换。 苯塔的热源由抽出液塔顶冷凝热来供应，甲苯塔常压操作，甲苯塔底为一台重沸炉和一台重沸器，重沸炉热负荷约932MW，利旧原脱庚烷:xx0228。 作者简介:马达国，高级工程师，xx年毕业于浙江大学，一直从事催化重整及芳烃生产装置的工艺设计工作。 联系电话:01084878448，E-mail
6、:madaguosei。 75塔再沸炉;重沸器热负荷约629MW，热源为吸附分离进料。 吸附分离装置:原设计是一阀两塔，4#旋转阀，采用ADS-7吸附剂，本次改造拟采用ADS-37或者RAX-3000吸附剂，可在吸附塔和转阀规格都不变的条件下，使吸附分离装置的设计规模达到035Mt/a。 通过对吸附分离装置其它部分的流程改造，除保留现有吸附塔(更换格栅)、转阀和解吸剂再生塔系统外，抽余液塔、抽出液塔、成品塔系统基本全部更换。 原有的塔底加热炉全部取消，代之以二甲苯塔顶冷凝热源或二甲苯塔底热量。 抽余液塔塔底重沸热源采用二甲苯塔顶冷凝热和二甲苯塔底热，抽出液塔塔底重沸热源采用二甲苯塔顶冷凝热。
7、抽余液塔和抽出液塔采用加压操作方案，塔顶空冷器取消，抽余液塔塔顶冷凝热用于发生04MPa蒸汽;抽出液塔塔顶冷凝热部分作苯塔重沸热源，部分发生04MPa蒸汽。 异构化装置:仍按照乙苯异构转化方案设计，采用石油化工科学研究院(RIPP)的RIC-200催化剂，反应系统主要改造是更换进料换热器，循环氢压缩机、反应炉和反应器不做改造。 相应脱庚烷塔系统更换，脱庚烷塔顶冷凝热发生04MPa蒸汽，塔底重沸热由二甲苯塔顶冷凝热及异构化进料加热炉对流段提供。 二甲苯分馏装置:新增一台邻二甲苯塔及其系统，用于生产邻二甲苯产品。 通过采用热集成技术，采用精密分馏工艺，二甲苯塔塔底加热炉由原来的二甲苯塔底加热炉和抽
8、余液塔加热炉并联完成，不足部分热量再新建一台二甲苯塔底炉，其设计热负荷约为5682MW。 二甲苯塔新增，采用加压操作，满足塔顶冷凝热作为加压操作后的抽余液塔和抽出液塔重沸热源的需要。 部分C8芳烃热送至其他芳烃装置。 重芳烃塔塔系统保持不变，采用更换塔盘的方法进行改造。 取消重芳烃塔塔底加热炉，采用二甲苯塔底物料加热。 新增一台脱C7塔系统，处理新建重整装置来的C+7物料。 2换热流程优化改造前没有采用热集成技术，各装置分馏塔基本采用加热炉或蒸汽加热，能耗较高。 本次改造采用热集成技术，各分馏塔之间根据温位匹配，充分利用各塔顶的冷凝热，见表2。 为尝试利用吸附分离部分塔顶低温热，抽余液塔和抽出
9、液塔均采取加压操作，取消塔顶空冷器，塔顶热量用以发生04MPa蒸汽和作重沸热源，可回收热量54194MW。 异构化单元采用部分C8环烷烃循环流程，脱庚烷塔顶温度达到183，可用于发生04MPa蒸汽，回收热量7775MW。 因04MPa蒸汽平衡问题(没有用户使用多产的蒸汽)，甲苯塔没有采用加压操作，苯塔重沸热源采用抽出液塔顶冷凝热;若甲苯塔顶冷凝热作苯塔重沸热源和发生04MPa蒸汽，仅甲苯塔顶冷凝热发生04MPa蒸汽就可回收约10MW热量。 表2装置热量集成应用情况Table2Thermal integrationof plex项目负荷/MW热量1/去处1负荷/MW热量2/去处2负荷/MW歧化汽
10、提塔底784二甲苯塔底物料苯塔底1089抽出液塔顶物料甲苯塔底1561吸附分离进料629加热炉932抽余液塔底4350二甲苯塔顶物料3322二甲苯塔底物料1028抽余液塔顶3932发生04MPa蒸汽抽出液塔底1570二甲苯塔顶物料抽出液塔顶1487发生04MPa蒸汽398苯塔底热源1089脱庚烷塔底2328二甲苯塔顶物料脱庚烷塔顶778发生04MPa蒸汽脱C7塔底959重芳烃塔顶物料833蒸汽127脱C7塔顶884预热除盐水邻二甲苯塔底1236二甲苯塔顶物料重芳烃塔底810二甲苯塔底物料重芳烃塔顶833脱C7塔底热源二甲苯塔底11889二甲苯塔顶8457853歧化异构化反应部分采用热高分流程常
11、规歧化异构化反应部分流程如图1所示。 本次改造歧化异构化反应部分采用热高分流程如图2所示。 从图12可以看出，热高分流程是在反应产物冷却器前增设了产物热高分离罐和罐底泵，反应产物先在较高温度下进行气液分离，在低温下再进行气液分离。 这样既可以减少产物冷却器热负荷，又可提高装置内循环利用能量。 以异构化装置为例，两种流程下数据比较见表3。 图1常规异构化反应部分流程Fig1PFD ofconventional isomerization reaction图2采用热高分的异构化反应部分流程Fig2PFD ofisomerizationreactionwith hotseparator表3两种流程比
12、较Table3Data parisonof twodifferent PFD异构化反应部分流程常规流程热高分流程异构化进料换热器/MW57215721异构化产物冷却器/MW1572938内循环利用能量/MW基准基准+634循环氢纯度，%8478424异构化C8环烷烃部分循环流程通常异构化分馏部分流程有两种:一种是脱庚烷塔后串一汽提塔，C8环烷烃基本全在脱庚烷塔底液中，脱庚烷塔底液去二甲苯塔，汽提塔底液去芳烃抽提;另一种是脱庚烷塔后串一循环塔，部分C8环烷烃在脱庚烷塔底液中，脱庚烷塔底液去二甲苯塔，部分C8环烷烃在循环塔底液中，循环塔底液返回异构化反应部分。 这两种流程的区别是:前者C8环烷烃在
13、异构化、二甲苯分馏、吸附分离这三个单元中打大循环，脱庚烷塔的塔板数一般较少，40多层，脱庚烷塔的塔底重沸热负荷较95小，脱庚烷塔底液中PX浓度较小，吸附分离进料中PX浓度较小;后者只有部分C8环烷烃在三个单元中打大循环，还有部分C8环烷烃在异构化单元中打小循环，脱庚烷塔的塔板数一般较多，100层左右，脱庚烷塔的塔底重沸热负荷较大，脱庚烷塔底液中PX浓度较大，吸附分离进料中PX浓度较大。 对于C8环烷烃的循环比例，则取决于投资、操作费用和业主需求的平衡。 本次改造采用40%循环比例。 5%C8环烷烃循环比例和40%C8环烷烃循环比例比较见表4。 表4两种C8环烷烃循环比条件下的数据Table4D
14、ata parisonof twodifferentC8N recycleratioC8环烷烃循环比例，%540脱庚烷塔底重沸热负荷/MW43223283脱庚烷塔底液中PX浓度，%18041902脱庚烷塔底液流量/(th1)1842917502抽余液塔侧线流量/(th1)1783317246循环塔底液流量/(th1)1170吸附分离进料中PX浓度，%19272002PX产量/(th1)400541565能耗按照石油化工设计能耗计算标准(GB/T50441xx)的规定进行能耗计算，计算结果见表5。 表5装置能耗Table5Complex energyconsumption t/h项目消耗量能耗指
15、标/(MJt1)能耗/(GJh1)循环水483041920除盐水84896382电/kW829001089MJ/(kWh)903燃料气12741868531735MPa蒸汽203368474810MPa蒸汽79318225104MPa蒸汽79327632191加热设备凝结水109320335透平凝结水173152826合计5069注:负值表示装置产生量。 装置改造后，歧化、吸附分离、异构化和二甲苯精馏等装置能耗为50690GJ/h，折合1216GJ/t PX或1091GJ/t(PX+OX)，仅为改造前能耗2750GJ/t PX的44%。 即使与目前最新的装置相比，该能耗水平也是很低的。 6结束语芳烃联合装置的改造方案，尽量利用原有设备，采用新型催化剂，充分挖掘装置潜力，合理配置热量集成方案，尽量加强低温热利用，优化流程设计，大幅降低了装置能耗，对同类装置改造具有
