李世偉

(中國石化上海石油化工股份有限公司芳烴部，上海 200540)

某公司600 kt/a對(duì)二甲苯芳烴聯(lián)合裝置(以下簡稱芳烴聯(lián)合裝置)主要由連續(xù)重整、芳烴抽提、甲苯歧化、二甲苯分離、異構(gòu)化和吸附分離單元組成，于2009年9月成功開車。根據(jù)芳烴聯(lián)合裝置工藝特點(diǎn)及實(shí)際生產(chǎn)運(yùn)行情況，從芳烴工藝流程特點(diǎn)劃分，二甲苯分離、異構(gòu)化和吸附分離單元可視作一個(gè)整體，在生產(chǎn)運(yùn)行過程中開停車同時(shí)進(jìn)行；從能源消耗結(jié)構(gòu)比例來分析，連續(xù)重整單元占芳烴聯(lián)合裝置總能耗的28.7%，二甲苯分離、異構(gòu)化和吸附分離單元占芳烴聯(lián)合裝置總能耗的52.51%，成為能源消耗主體裝置。隨著原油價(jià)格頻繁波動(dòng)、芳烴生產(chǎn)能力迅速增加、芳烴技術(shù)不斷進(jìn)步，該芳烴聯(lián)合裝置經(jīng)濟(jì)運(yùn)行成本已處于較高水平。文章從原料變動(dòng)費(fèi)用、能源消耗角度出發(fā)分析運(yùn)行成本的主要影響因素，提出通過增加能源的有效利用率、提升裝置的運(yùn)行水平等措施，進(jìn)一步降低芳烴聯(lián)合裝置的運(yùn)行成本。

1 芳烴聯(lián)合裝置工藝流程

芳烴聯(lián)合裝置的工藝流程見圖1所示。

圖1 芳烴聯(lián)合裝置工藝流程示意

2 芳烴聯(lián)合裝置運(yùn)行成本分析

隨著原油價(jià)格頻繁波動(dòng)，與之關(guān)聯(lián)的原輔材料、動(dòng)力能源、人工成本不斷增加，裝置的盈利能力受到很大程度的影響。對(duì)芳烴聯(lián)合裝置2020年成本進(jìn)行分析，包括直接輔助材料、直接燃料、直接動(dòng)力等變動(dòng)費(fèi)用，采用統(tǒng)一價(jià)格，計(jì)算得出原料變動(dòng)成本達(dá)到767元/t，與同類企業(yè)比較其原料變動(dòng)成本較高，主要體現(xiàn)在直接燃料和直接動(dòng)力消耗，具體見表1。因此，文章從直接燃料消耗和動(dòng)力消耗因素出發(fā)分析導(dǎo)致成本偏高的原因。

表1 原料變動(dòng)成本比較 元/t

2.1 加熱爐熱效率分析

芳烴聯(lián)合裝置加熱爐共有11臺(tái)，熱負(fù)荷282.29 MW，經(jīng)過12年多的運(yùn)行，爐管和空氣預(yù)熱器換熱能力逐年下降，排煙溫度逐年上升，導(dǎo)致熱效率降低。其中，連續(xù)重整裝置四合一爐(F-201/202/203/204)為對(duì)流-輻射型立式爐，熱負(fù)荷55.31 MW，占總熱負(fù)荷的19.59%，共用對(duì)流室熱量作為余熱鍋爐發(fā)生中壓蒸汽，排煙溫度158 ℃，熱效率90%以上。對(duì)自2015年以來的排煙溫度和熱效率進(jìn)行了對(duì)比分析(見圖2)，2019年8月前基本維持在140 ℃左右，熱效率大于92%；之后排煙溫度開始上升，2020年12月排煙溫度達(dá)到193.7 ℃，熱效率降至89.6%。四合一爐熱量有效利用率變差，使其直接燃料氣費(fèi)用增加。二甲苯塔塔底重沸爐(F-801A/B)為對(duì)流-輻射型立管立式爐,熱負(fù)荷157.2 MW，占總熱負(fù)荷55.69%，F(xiàn)-801A/B加熱爐配一套余熱回收系統(tǒng)，排煙溫度147 ℃，熱效率大于90%。對(duì)自2015年以來的排煙溫度和熱效率進(jìn)行了對(duì)比分析(見圖3)，2017年平均排煙溫度基本維持在146 ℃，熱效率平均91.74%；之后排煙溫度開始上升，2020年平均排煙溫度157.15 ℃，熱效率降至91.13%，二甲苯加熱爐熱量有效利用率變差，使其直接燃料費(fèi)用增加。

圖2 加熱爐F201～204排煙溫度、熱效率變化趨勢

圖3 加熱爐F801排煙溫度、熱效率變化趨勢

2.2 低溫?zé)峄厥绽梅治?/h3>

在芳烴聯(lián)合裝置中，二甲苯分離、異構(gòu)化和吸附分離單元工藝流程關(guān)聯(lián)度較大，生產(chǎn)過程中同開同停成為一體，3個(gè)單元的能源消耗占總聯(lián)合裝置能耗的52.51%。在設(shè)計(jì)過程中已考慮到精餾塔塔頂?shù)蜏責(zé)嵩吹幕厥绽?，如采用熱集成技術(shù)、通過升溫和升壓有效利用塔頂熱能、選用高效能的高通量管換熱器等[1]。二甲苯塔熱源來自二甲苯塔重沸爐F-801，塔底重沸物料為重芳烴塔、二甲苯白土塔進(jìn)料、吸附分離裝置抽余液塔和解吸劑再蒸鎦塔、歧化裝置歧化汽提塔重沸器的熱源；塔頂物料為吸附分離裝置抽出液塔、抽余液塔及異構(gòu)化裝置脫庚烷塔重沸器的熱源。

從二甲苯分離、異構(gòu)化和吸附分離單元的工藝特點(diǎn)來看，低溫?zé)崮茉蠢速M(fèi)比較嚴(yán)重，大部分由空氣冷卻器和水冷器進(jìn)行冷卻。3個(gè)單元共有精餾塔7個(gè)，精餾塔塔頂熱源較多的是脫庚烷塔、抽余液塔、抽出液塔。脫庚烷塔塔頂氣溫度為131 ℃，塔頂氣流量為146 t/h，冷卻負(fù)荷達(dá)30.9 MW；抽余液塔塔頂氣溫度為147 ℃，塔頂氣流量為604.7 t/h，冷卻負(fù)荷達(dá)66 MW；抽余液塔塔頂氣溫度為145 ℃，塔頂氣流量為210.7 t/h，冷卻負(fù)荷達(dá)22.6 MW，具體見表2。

表2 芳烴聯(lián)合裝置低溫余熱一覽

從表2可知：抽余液塔、抽出液塔的低溫?zé)崃孔畲?，占裝置低溫?zé)峥偭康?5%，且溫位也最高，因此該部分低溫?zé)峋哂凶詈玫睦脙r(jià)值。本次改造考慮對(duì)抽余液塔、抽出液塔的低溫?zé)徇M(jìn)行回收利用。

2.3 二甲苯回路換熱網(wǎng)絡(luò)分析

二甲苯分離、異構(gòu)化和吸附分離單元在生產(chǎn)中精密結(jié)合，作為一個(gè)主體回路，其工藝流程優(yōu)化空間較大。結(jié)合裝置實(shí)際運(yùn)行情況，采用Aspen Plus軟件對(duì)二甲苯回路穩(wěn)定運(yùn)行時(shí)的工況進(jìn)行換熱網(wǎng)絡(luò)夾點(diǎn)分析[2]。選擇夾點(diǎn)分析所需工藝物流，共選取熱物流7股，冷物流4股，具體物流數(shù)據(jù)見表3。

將表3中二甲苯回路物流數(shù)據(jù)輸入Aspen Plus軟件中Aspen Energy Analyer，根據(jù)冷、熱復(fù)合曲線繪畫出換熱網(wǎng)絡(luò)網(wǎng)格圖(見圖4)，設(shè)定二甲苯回路夾點(diǎn)溫差為25 K，計(jì)算出二甲苯回路的最小熱、冷公用工程負(fù)荷分別為3.736 MW和41.480 MW。

圖4 二甲苯回路換熱網(wǎng)絡(luò)網(wǎng)格

表3 二甲苯回路物流數(shù)據(jù)

根據(jù)二甲苯回路的物流換熱溫度參數(shù)，在網(wǎng)格圖中增添換熱器，將換熱器置于網(wǎng)格圖中的相應(yīng)位置，得到二甲苯裝置換熱網(wǎng)絡(luò)網(wǎng)格圖，從換熱網(wǎng)絡(luò)網(wǎng)格圖中可以直觀地看出該換熱網(wǎng)絡(luò)存在以下幾個(gè)問題：①夾點(diǎn)之上存在冷卻器，重芳烴通過冷卻水進(jìn)行冷卻；②沒有垂直匹配換熱，大溫差換熱多，高溫位能量浪費(fèi)；③異構(gòu)化脫庚烷塔進(jìn)料重復(fù)冷卻升溫。

從目前的二甲苯回路換熱網(wǎng)絡(luò)及流程分析，異構(gòu)化反應(yīng)單元反應(yīng)物至脫庚烷塔，存在降溫、升溫的不合理現(xiàn)象，造成能源利用效率差。反應(yīng)物經(jīng)過板式換熱器換熱至117 ℃，通過空冷將其冷卻至46 ℃進(jìn)行氣液相分離，之后又進(jìn)行升溫，最終進(jìn)入脫庚烷塔。

3 芳烴聯(lián)合裝置節(jié)能改造措施

3.1 加熱爐熱效率提升改造

為提高加熱爐熱效率，在改造方面要盡可能地降低排煙溫度，但溫度過低又會(huì)導(dǎo)致露點(diǎn)腐蝕，縮短設(shè)備的使用壽命。針對(duì)這種情況，空氣預(yù)熱器選型時(shí)，需充分考慮高效換熱，而在降低排煙溫度的同時(shí)還要避免低溫露點(diǎn)腐蝕的影響。綜合對(duì)擾流子式、水熱媒換熱系統(tǒng)式、鋼板式、鑄鐵板式、復(fù)合相變式以及以上所述預(yù)熱器的組合式等各型式預(yù)熱器性能的分析，2#重整四合一爐(F201～F204)、二甲苯加熱爐(F-801A/B)采用高溫板式+低溫復(fù)合相變式空氣預(yù)熱器。在高溫段使用板式空氣預(yù)熱器，具有傳熱效率高、適用范圍廣、阻力降低、結(jié)構(gòu)緊湊、模塊化制造安裝簡便、使用壽命長等優(yōu)點(diǎn)。在低溫段使用復(fù)合相變式空氣預(yù)熱器，與其他類型預(yù)熱器相比有明顯的優(yōu)勢，使用壽命長。

在2#重整四合一爐(F201～F204)中增設(shè)一套煙氣余熱回收系統(tǒng)，用高溫?zé)煔饧訜嶂伎諝?，增設(shè)1臺(tái)空氣鼓風(fēng)機(jī)和1臺(tái)煙氣引風(fēng)機(jī)，增加余熱回收煙、風(fēng)道。熱煙氣從四合一爐頂部聯(lián)合煙道引出，經(jīng)熱煙道進(jìn)入高溫板式空氣預(yù)熱器后再進(jìn)入低溫段復(fù)合相變式空氣預(yù)熱器，再由煙氣引風(fēng)機(jī)引出，經(jīng)冷煙道送至煙囪排空。冷空氣從吸風(fēng)筒由鼓風(fēng)機(jī)鼓入低溫段復(fù)合相變式空氣預(yù)熱器，再進(jìn)入高溫增設(shè)一條冷空氣旁路，通過調(diào)整換熱空氣量以調(diào)節(jié)空氣預(yù)熱器出口煙氣溫度，將排煙溫度由188.4 ℃降至100 ℃，熱效率由88.5%提高到93%。

改造二甲苯加熱爐(F-801A/B)原有的余熱回收系統(tǒng)，將原立管熱管式空氣預(yù)熱器更換為1臺(tái)高溫板式+低溫復(fù)合相變式空氣預(yù)熱器。該預(yù)熱器由高溫段(鋼板式空預(yù)器)和低溫段(復(fù)合相變式空預(yù)器)組成，排煙溫度由155 ℃降至100 ℃，熱效率由91%提高到93%。

3.2 低溫?zé)崂脙?yōu)化改造

根據(jù)對(duì)二甲苯回路的低溫?zé)岱治?，低溫?zé)彷^多的主要是吸附分離單元的抽余液塔和抽出液塔塔頂氣相潛熱。由于受到工藝過程的限制，芳烴裝置內(nèi)沒有好的低溫?zé)嶷蹇梢岳?，因此，在設(shè)計(jì)過程中未考慮對(duì)抽余液塔和抽出液塔塔頂余熱進(jìn)行利用。考慮新建一套熱媒水站系統(tǒng)來實(shí)現(xiàn)對(duì)抽余液塔和抽出液塔低溫?zé)岬挠行Ю?，分別利用抽余液塔、抽出液塔塔頂氣潛熱產(chǎn)生的熱媒水，項(xiàng)目分二期實(shí)施，流程示意見圖5。一期方案主要是抽出液塔塔頂氣20%流量走正常空冷流程，80%流量進(jìn)行換熱，產(chǎn)生140 ℃、458 t/h熱媒水送至2#乙二醇環(huán)氧乙烷汽提塔加熱，之后2#乙二醇裝置的熱水經(jīng)換熱后進(jìn)入溴化鋰冰機(jī)生產(chǎn)冷凍水，使用后的熱水降至103 ℃后返回?zé)崦剿?，循環(huán)利用；二期方案主要是利用一期建設(shè)的熱媒水系統(tǒng)，抽余液塔塔頂氣20%流量走正?？绽淞鞒蹋?0%流量進(jìn)行換熱，產(chǎn)生140 ℃、760 t/h熱媒水，部分送至2#碳五分離裝置預(yù)脫輕塔T-3101(塔底溫度86℃)、預(yù)脫重塔T-3102(塔底溫度72 ℃)、脫重塔T-3203(塔底溫度80 ℃)、間戊二烯塔T-3402(塔底溫度92 ℃)再沸器作為熱源，另一部分送至1#甲基甲基叔丁基醚(MTBE)裝置第一精餾塔T-201(塔底溫度54 ℃)與第二精餾塔T-202(塔底溫度54 ℃)再沸器作為熱源，使用后的熱水降至100 ℃后返回?zé)崦剿?，循環(huán)利用。

圖5 低溫?zé)崂梅桨负喴琢鞒?/p>

3.3 異構(gòu)化熱高分流程優(yōu)化

2#異構(gòu)化裝置反應(yīng)產(chǎn)物的循環(huán)氫分離流程為冷高分流程(見圖6)，產(chǎn)物空冷器設(shè)計(jì)冷卻負(fù)荷高達(dá)21 MW，造成熱能損失。為了盡可能地回收異構(gòu)化反應(yīng)熱能，降低冷卻負(fù)荷，對(duì)異構(gòu)化實(shí)施熱高分流程改造，把原異構(gòu)化產(chǎn)物分離罐(D-702)和異構(gòu)化產(chǎn)物分離罐底泵(P-702A/B)改為異構(gòu)化熱高分罐和熱高分罐底泵；新增異構(gòu)化冷高分罐(D-709)和異構(gòu)化冷高分罐底泵(P-706A/B)(見圖7)；同時(shí)對(duì)吸附分離進(jìn)料換熱流程進(jìn)行優(yōu)化調(diào)整，實(shí)現(xiàn)裝置的節(jié)能降耗。原設(shè)計(jì)脫庚烷塔進(jìn)料/異構(gòu)化進(jìn)料換熱器(E-702)為一臺(tái)，改造后串聯(lián)一臺(tái)與原設(shè)計(jì)規(guī)格相同的換熱器。

圖6 異構(gòu)化反應(yīng)物優(yōu)化前簡易流程

圖7 異構(gòu)化反應(yīng)物優(yōu)化后簡易流程

另外，成品塔原設(shè)計(jì)重沸器熱源有兩個(gè)，一個(gè)是蒸汽，另一個(gè)是解吸劑。其中蒸汽重沸器熱負(fù)荷為5.49 MW，吸附劑更換為RAX-4000后，解吸劑循環(huán)量可降低25%以上。本次改造用吸附分離進(jìn)料代替蒸汽為成品塔提供重沸熱量，該熱量按6.53 MW考慮，實(shí)現(xiàn)裝置的節(jié)能降耗。將異構(gòu)化汽提塔塔底物料由目前的送至芳烴抽提裝置改為送至歧化汽提塔，歧化汽提塔塔頂含苯輕烴送至芳烴抽提，這樣可以降低芳烴抽提的負(fù)荷，提升物料和能量的利用效率。

4 芳烴聯(lián)合裝置節(jié)能改造效益分析

4.1 加熱爐熱效率提升改造

2#重整四合一爐(F201～F204)增設(shè)余熱回收系統(tǒng)項(xiàng)目總投資為2 376.54萬元，年均節(jié)約總成本費(fèi)用738.86萬元，年均利潤644.1萬元。排煙溫度從188.4 ℃降至100 ℃，熱效率由88.5%提高到93%，按每年8 400 h運(yùn)行時(shí)間、負(fù)荷100%計(jì)算，每年節(jié)約燃料2 841.6 t，動(dòng)力設(shè)備耗電3 212.4 MWh，每年總體節(jié)約能量1 960.67 t(以標(biāo)油計(jì))。

二甲苯加熱爐(F-801A/B)改造原有余熱回收系統(tǒng)，項(xiàng)目總投資為2 497.64萬元，年均節(jié)約總成本費(fèi)用694.33萬元，年均所得稅后利潤427.51萬元。排煙溫度由155 ℃降至100 ℃，熱效率由91%提高到93%，按每年8 400 h運(yùn)行時(shí)間、負(fù)荷100%計(jì)算，節(jié)約燃料3 104.64 t，每年節(jié)約能量2 949.41 t(以標(biāo)油計(jì))。

4.2 低溫?zé)崂脙?yōu)化改造

抽余液塔低溫?zé)崂卯a(chǎn)生140 ℃、760 t/h熱媒水送至2#碳五分離裝置，經(jīng)過換熱，熱水降至100 ℃后返回?zé)崦剿?，按每? 400 h運(yùn)行時(shí)間、負(fù)荷100%計(jì)算，低溫?zé)峄厥?10.204 GJ/h，動(dòng)力消耗增加25 GJ/h，節(jié)約能量85.204 GJ/h，每年總體節(jié)約能量17.094 kt(以標(biāo)油計(jì))。

抽出液塔低溫?zé)崂卯a(chǎn)生140 ℃、458 t/h熱媒水送至2#乙二醇裝置，經(jīng)過換熱，熱水降至103 ℃后返回?zé)崦剿?，按每? 400 h運(yùn)行時(shí)間、負(fù)荷100%計(jì)算，低溫?zé)峄厥?2.352 GJ/h，動(dòng)力消耗增加1.089 GJ/h，節(jié)約能量58.346 GJ/h，年總體節(jié)約能量11.706 kt(以標(biāo)油計(jì))。

4.3 異構(gòu)化熱高分流程優(yōu)化

2#異構(gòu)化裝置反應(yīng)產(chǎn)物的循環(huán)氫分離流程為冷高分流程，通過空冷冷卻，增設(shè)熱高分，回收熱量減少熱能損失，異構(gòu)化進(jìn)料加熱爐負(fù)荷減小0.43 MW，按每年8 400 h運(yùn)行時(shí)間、90%效率計(jì)算標(biāo)準(zhǔn)，燃料氣用量減少344.4 t，年節(jié)約能量327.18 t(以標(biāo)油計(jì))。另外，成品塔原設(shè)計(jì)重沸器E-609由蒸汽加熱改造為物料加熱，減少1.1 MPa蒸汽消耗量10.7 t/h，按年8 400 h運(yùn)行時(shí)間，每年節(jié)約能量1 123.5 t(以標(biāo)油計(jì))。

5 結(jié)論

隨著芳烴工藝技術(shù)的不斷進(jìn)步，及時(shí)分析芳烴聯(lián)合裝置運(yùn)行成本，重點(diǎn)從能源消耗因素出發(fā)，提升加熱爐熱效率，回收利用芳烴低溫余熱，優(yōu)化芳烴工藝流程，有效降低芳烴聯(lián)合裝置的能源消耗，提升裝置的經(jīng)濟(jì)性。

(1)芳烴聯(lián)合裝置中，加熱爐較多，熱負(fù)荷較大，燃料氣消耗占比較大。2#重整四合一爐(F201～F204)、二甲苯加熱爐(F-801A/B)采用高溫板式+低溫復(fù)合相變式空氣預(yù)熱器新技術(shù)，提高加熱爐熱效率，共減少能源消耗4 910.08 t(以標(biāo)油計(jì))。

(2)芳烴聯(lián)合裝置低溫?zé)崮茉蠢速M(fèi)嚴(yán)重，抽余液塔、抽出液塔低溫?zé)崃空佳b置低溫?zé)峥偭康?5%。對(duì)抽余液、抽出液塔頂?shù)蜏責(zé)峄厥绽?，共減少能源消耗28 800.3 t(以標(biāo)油計(jì))。

(3)二甲苯回路存在較多的升溫降溫現(xiàn)象，增設(shè)熱高分，取消成品塔E-609蒸汽加熱，共減少能源消耗1 123.5 t(以標(biāo)油計(jì))。

(4)通過改造、流程優(yōu)化，共減少能源消耗34 833.88 t(以標(biāo)油計(jì))，能耗約降低58.05 kg/t(以標(biāo)油計(jì))。