胡 珺，厲 勇，陳建兵，高 明

(中國石化大連石油化工研究院，遼寧 大連 116045)

對二甲苯(PX)是石化工業(yè)重要的基本有機(jī)原料之一，主要用于生產(chǎn)精對苯二甲酸(PTA)或?qū)Ρ蕉姿岫柞?DMT)，PTA或DMT再和乙二醇反應(yīng)生成聚對苯二甲酸乙二醇酯(即聚酯，PET)，進(jìn)一步加工紡絲生產(chǎn)滌綸纖維和輪胎工業(yè)用聚酯簾布，還可制成聚酯瓶、聚酯膜、塑料合金及其他工業(yè)元件等[1]。中國目前是世界上最大的PX生產(chǎn)國，隨著PX產(chǎn)能的持續(xù)擴(kuò)張，預(yù)計到2024年，中國PX產(chǎn)能將突破50 Mt/a[2]。

芳烴聯(lián)合裝置的二甲苯裝置主要以來自催化重整(簡稱重整)單元、歧化和烷基轉(zhuǎn)移單元以及乙烯裝置的C8芳烴(C8A)為原料[3]，通過異構(gòu)化反應(yīng)和相應(yīng)的分離手段來生產(chǎn)高純度的PX產(chǎn)品，貧PX的C8A在系統(tǒng)循環(huán)重新進(jìn)行異構(gòu)化反應(yīng)。目前，已相繼開發(fā)了增產(chǎn)PX產(chǎn)品的新技術(shù)[4-7]。盡管如此，作為典型的高能耗裝置，PX裝置中燃料消耗在總能耗中占比最大，為90%左右[8]，具有較大的節(jié)能空間。一些學(xué)者針對二甲苯裝置的優(yōu)化節(jié)能進(jìn)行了研究，提出了裝置能量優(yōu)化、加工方案優(yōu)化及減排設(shè)計等[9]，將新型換熱設(shè)備應(yīng)用于二甲苯裝置[10-12]，同時對低溫?zé)豳Y源利用進(jìn)行了分析與思考[13-15]。

本課題以制約二甲苯裝置能效提升的共性問題為切入點，優(yōu)化二甲苯裝置換熱流程，降低二甲苯塔再沸爐燃料氣消耗；建立新型纏繞管換熱器設(shè)計計算模型，解決傳統(tǒng)纏繞管換熱器計算模型對殼程相變過程計算精準(zhǔn)度差的技術(shù)難題，提升設(shè)計精度；系統(tǒng)設(shè)計芳烴裝置低溫?zé)峄厥站W(wǎng)絡(luò)系統(tǒng)，顯著降低裝置能耗。

1 PX裝置工藝流程

中國石化某分公司(簡稱A公司)二甲苯裝置的PX產(chǎn)能為225 kt/a，采用UOP公司的工藝技術(shù)，由二甲苯分餾、吸附分離及異構(gòu)化3個單元組成，原料為來自歧化單元的C8A和重整單元的C8A，主要產(chǎn)品為純度(w)為99.8%的PX。該二甲苯裝置的工藝流程如圖1所示。裝置換熱流程主要存在以下不足：①成品塔再沸器熱源為二甲苯塔塔底物料，此外還需要消耗外部熱源(即二甲苯塔再沸爐燃料氣)；②脫庚烷塔進(jìn)料溫度偏高，導(dǎo)致大量熱量從塔頂損失掉；③白土吸附塔出料進(jìn)二甲苯塔的進(jìn)料溫度偏低，脫庚烷塔塔底液高品位熱量未得到高效利用；④吸附分離進(jìn)料的高品位熱量未得到高效利用；⑤脫庚烷塔塔頂氣直接被空氣冷卻器(空冷器)冷卻，熱量沒有被充分利用。上述因素導(dǎo)致二甲苯裝置換熱流程不夠優(yōu)化，裝置能耗偏高。

圖1 A公司二甲苯裝置的工藝流程

2 二甲苯裝置換熱流程優(yōu)化

2.1 換熱流程設(shè)計思路

針對二甲苯裝置換熱流程存在的不足和部分塔器進(jìn)料溫度未優(yōu)化等問題，提出了二甲苯裝置深度熱集成換熱流程技術(shù)，內(nèi)容包括：①取消成品塔再沸器對外部熱源的消耗，利用吸附分離進(jìn)料的熱量作為成品塔再沸器的熱源，換熱流程更改為吸附分離進(jìn)料首先作為成品塔再沸器熱源，然后再與脫庚烷塔進(jìn)料換熱降至177 ℃后進(jìn)吸附分離單元；②優(yōu)化脫庚烷塔進(jìn)料換熱流程，充分回收工藝物流的熱量。

其中，①采用熱高壓分離(高分)工藝時，脫庚烷塔進(jìn)料為熱高分罐和冷高分罐罐底液的混合物，溫度約為90 ℃，換熱流程為：高分液首先與異構(gòu)化反應(yīng)進(jìn)料換熱，然后與脫庚烷塔塔底液換熱，最后與吸附分離進(jìn)料換熱后進(jìn)入脫庚烷塔；②采用冷高分工藝時，脫庚烷塔進(jìn)料為冷高分罐罐底液，溫度為40 ℃，換熱流程為：高分液首先與異構(gòu)化反應(yīng)進(jìn)料換熱，然后與脫庚烷塔塔頂氣換熱，再與脫庚塔塔底液換熱，最后與吸附分離進(jìn)料換熱后進(jìn)入脫庚烷塔；③脫庚烷塔塔底物料先與白土吸附塔出料換熱，再與白土吸附塔進(jìn)料換熱，提高白土吸附塔出料進(jìn)二甲苯塔進(jìn)料溫度。

2.2 優(yōu)化的換熱流程

以A公司二甲苯裝置為研究對象，該裝置異構(gòu)化單元采用冷高分工藝，優(yōu)化后的換熱流程如圖2所示。與優(yōu)化前相比，區(qū)別在于：①二甲苯塔塔頂氣作為熱源，分別經(jīng)抽出液塔重沸器和抽余液塔重沸器進(jìn)行換熱，一部分冷凝液返回二甲苯塔，另一部分冷凝液作為熱源，先后經(jīng)過成品塔再沸器Ⅱ和換熱器Ⅲ，進(jìn)入吸附分離單元模擬移動床；②氣液分離罐罐底液先后經(jīng)換熱器Ⅰ、換熱器Ⅴ、換熱器Ⅱ、換熱器Ⅲ，分別與異構(gòu)化反應(yīng)進(jìn)料、脫庚烷塔塔頂氣、脫庚烷塔塔底出料、吸附分離進(jìn)料換熱，然后進(jìn)入脫庚烷塔；③脫庚烷塔塔底出料分別經(jīng)換熱器Ⅳ和換熱器Ⅱ，先后與白土吸附塔出料和脫庚烷塔進(jìn)料換熱后，進(jìn)入異構(gòu)化白土吸附塔去除不飽和烴，白土吸附塔出料與脫庚烷塔塔底出料換熱提溫后進(jìn)入二甲苯塔進(jìn)行分離。

圖2 A公司二甲苯裝置的優(yōu)化工藝流程

2.3 應(yīng)用效果

A公司于2019年6月完成深度熱集成換熱流程技術(shù)改造并開車成功，工業(yè)運(yùn)行結(jié)果表明，脫庚烷塔進(jìn)料溫度由216 ℃降到194 ℃，脫庚烷塔塔底液換熱后進(jìn)二甲苯塔的溫度由200 ℃升到204 ℃。二甲苯塔再沸爐燃料氣消耗量降低0.33 t/h，裝置綜合能耗降低464.6 MJ/t。

3 新型纏繞管換熱器設(shè)計計算

國內(nèi)已建成的二甲苯裝置異構(gòu)化反應(yīng)進(jìn)出料換熱器普遍采用板殼式換熱器，有個別老裝置采用列管式換熱器，存在的主要問題是：反應(yīng)進(jìn)出料換熱器熱端溫差較高，對反應(yīng)產(chǎn)物熱回收程度低，導(dǎo)致反應(yīng)進(jìn)料需要加熱爐補(bǔ)充較多的熱量。

纏繞管換熱器是一種傳熱效率較高的新型換熱器技術(shù)，物料冷凝或沸騰時流動受管束阻滯影響大，特別是殼程冷凝時，液體組分流速和氣體組分流速差別大。而現(xiàn)有的纏繞管換熱器計算模型在計算過程通常把殼程徑向截面處介質(zhì)按均相處理，對于殼程存在相變過程時的計算誤差較大，導(dǎo)致纏繞管換熱器整體設(shè)計偏差較大。因此，開發(fā)新型纏繞管換熱器計算模型，提高換熱器的設(shè)計精準(zhǔn)度，是加快纏繞管換熱器技術(shù)推廣應(yīng)用的技術(shù)關(guān)鍵。

3.1 傳質(zhì)傳熱獨(dú)立計算的殼程傳熱模型

將換熱器中纏繞的螺旋管視為一個大單元，一個大單元以纏繞直徑為單位劃分為Nr個管程，再將每個管程劃分為n個管束單元，整個螺旋管可以組成矩陣(j×i)。其中：j為管程編號(j=1，2，3，…，Nr)；i為管束單元編號(i=1，2，3，…，n)。對每個管束單元進(jìn)行熱力學(xué)計算，求解每個管束單元的氣體溫度變化量(dtp)、濕氣體百分率變化量(dw)、氣體焓值變化量(dia)和液體溫度變化量(dtw)，上一管束單元計算結(jié)果中的濕氣體百分率(w)、氣體焓值(ia)、凝液量(mw)和凝液溫度(tw)作為下一管束單元的輸入條件，前一管束單元計算的tp結(jié)果作為后一管束單元的輸入條件。

根據(jù)能量守恒定律和質(zhì)量守恒定律，可以得到如下關(guān)聯(lián)式。

(1)

(2)

(3)

通過上述關(guān)系式組，將氣體傳質(zhì)過程和液膜傳熱過程單獨(dú)計算，從而可以解決組分滑移問題和不凝氣氣膜問題。

3.2 殼程氣體的傳質(zhì)系數(shù)

根據(jù)傳質(zhì)系數(shù)經(jīng)驗公式建立殼程傳質(zhì)關(guān)聯(lián)式。

(4)

式中：Ga為單位面積氣體有效質(zhì)量流量，kg/(h·m2)；Gw為單位面積凝結(jié)液有效質(zhì)量流量，kg/(h·m2)；a，b，c為待確定常數(shù)。

單位面積氣體有效質(zhì)量流量Ga的計算式如下：

(5)

式中：ma為殼程氣體質(zhì)量流量，kg/h；Sc為殼程氣體有效接觸面積，m2。

單位面積凝結(jié)液有效質(zhì)量流量Gw的計算式如下：

(6)

式中：mw為凝結(jié)液質(zhì)量流量，kg/h；lt為凝結(jié)液有效接觸長度，m；Wt為凝結(jié)液有效接觸寬度，m。

3.3 殼程液膜的傳熱模型

建立纏繞管換熱器殼程凝結(jié)液膜傳熱關(guān)聯(lián)式如下：

(7)

式中：Nu為殼程努塞爾數(shù)；Rel為殼程凝結(jié)液雷諾數(shù)；Pr為殼程普蘭特數(shù)；d，e，f，g為待確定常數(shù)。

3.4 殼程冷凝傳熱試驗及結(jié)果分析

建立纏繞管換熱器傳熱試驗裝置，模擬異構(gòu)化換熱物料組成，獲取試驗數(shù)據(jù)，并對傳質(zhì)關(guān)聯(lián)式(4)和傳熱關(guān)聯(lián)式(7)中的常數(shù)進(jìn)行擬合，得到相關(guān)常數(shù)擬合結(jié)果如表1所示。

表1 相關(guān)常數(shù)擬合結(jié)果

模擬4組異構(gòu)化換熱物料組成進(jìn)行4種工況條件下的殼程冷凝傳熱試驗，分別將新型模型的傳熱系數(shù)計算值與試驗值進(jìn)行對比，并同時將傳統(tǒng)模型(馬提內(nèi)利關(guān)聯(lián)式模型)[16]的傳熱系數(shù)計算值與試驗值進(jìn)行對比，結(jié)果見圖3。

圖3 傳熱模型計算值與試驗值的對比

從新型模型計算值和傳統(tǒng)模型計算值與試驗值的對比結(jié)果可以看出，當(dāng)纏繞管換熱器殼程存在相變時，采用本研究所開發(fā)模型的計算值與試驗值吻合度較高，二者偏差在10%以內(nèi)，滿足工程需要；而采用傳統(tǒng)模型的計算值與試驗值偏差較大，部分?jǐn)?shù)據(jù)偏差達(dá)到60%?？梢姡狙芯块_發(fā)的新型纏繞管換熱器殼程傳質(zhì)、傳熱獨(dú)立計算模型能夠解決傳統(tǒng)纏繞管換熱器計算模型存在的對相變過程適應(yīng)性差、計算準(zhǔn)確度低、進(jìn)而導(dǎo)致纏繞管換熱器設(shè)計精準(zhǔn)度差的技術(shù)難題，顯著提高了纏繞管換熱器的設(shè)計精準(zhǔn)度。

3.5 應(yīng)用效果

A公司于2015年8月采用高效纏繞管換熱器替換原列管式換熱器，纏繞管換熱器的設(shè)計過程采用新開發(fā)的計算模型。改造時原換熱器框架利舊并進(jìn)行局部改造和加固，新增換熱器進(jìn)料過濾器，局部改造換熱器進(jìn)出料配管。纏繞管式換熱器殼程介質(zhì)為異構(gòu)化反應(yīng)產(chǎn)物，管程介質(zhì)為異構(gòu)化反應(yīng)進(jìn)料，換熱器設(shè)計參數(shù)如表2所示。

表2 改造前后相關(guān)設(shè)備的主要設(shè)計參數(shù)

由表2可知：在體積相差不大的外殼內(nèi)，采用新型模型設(shè)計的纏繞管式換熱器的換熱面積約為原換熱器的2.5倍；與采用傳統(tǒng)模型設(shè)計的纏繞管式換熱器相比，采用新型模型設(shè)計的纏繞管式換熱器的設(shè)備尺寸更小，設(shè)備價格降低16.1%，總投資減少16.6%。A公司二甲苯裝置的異構(gòu)化混合進(jìn)料換熱器采用高效纏繞管式換熱器改造后，換熱器實際熱端溫差由59 ℃降低至28 ℃，熱負(fù)荷比原換熱器增加5.45 MW，異構(gòu)化反應(yīng)進(jìn)料加熱爐燃料氣消耗量降低0.54 t/h，能耗降低761.9 MJ/t。此熱端溫差與表2中的設(shè)計值一致，證明了新型模型的可靠性。

4 二甲苯裝置低溫?zé)岣咝Щ厥?/h2>

傳統(tǒng)工藝中，芳烴裝置分餾塔塔頂?shù)蜏貧饩捎每諝饫鋮s的方式進(jìn)行冷卻，不僅造成巨大的熱量浪費(fèi)，而且在夏季高溫季節(jié)冷卻效果不佳會給裝置平穩(wěn)操作帶來困難。這些低溫余熱中，抽出液塔和抽余液塔塔頂?shù)蜏責(zé)嵴急容^大。對于近常壓操作的抽出液塔和抽余液塔而言，在采用熱媒水回收其塔頂?shù)蜏責(zé)釙r存在因熱媒水內(nèi)漏帶來的工藝風(fēng)險，且利用抽余液塔塔頂?shù)蜏責(zé)岬娘L(fēng)險要高于利用抽出液塔塔頂?shù)蜏責(zé)岬娘L(fēng)險。鑒于此，首先開展了抽出液塔塔頂?shù)蜏責(zé)岚踩咝Ю眉夹g(shù)方案研究，在此基礎(chǔ)上開展了芳烴裝置低溫?zé)峋C合利用研究。

4.1 抽出液塔低溫余熱安全高效回收

為消除采用熱媒水回收抽出液塔塔頂?shù)蜏責(zé)釙r可能存在的工藝風(fēng)險，經(jīng)過技術(shù)比選，制定了以高效板式換熱器、水含量在線分析儀以及相應(yīng)安全控制方案為技術(shù)關(guān)鍵的抽出液塔塔頂?shù)蜏責(zé)峄厥占夹g(shù)方案。

(1)全激光焊接高效板式換熱器。采用全激光焊接高效板式換熱器回收抽出液塔塔頂油氣熱量。該板式換熱器傳熱系數(shù)高，對數(shù)平均溫差大，占地面積小，內(nèi)漏風(fēng)險低，換熱器各板片間全激光焊接，具有較強(qiáng)的抗應(yīng)力疲勞性能、設(shè)備質(zhì)量和安全可靠性高。

(2)水含量在線分析儀。為消除熱媒水與抽出液塔塔頂油氣換熱時存在的內(nèi)漏風(fēng)險，在塔頂餾出物進(jìn)入回流罐前和回流泵后各增加一套水含量在線分析儀，實時監(jiān)控塔頂餾出物中水含量的變化，一旦水含量超標(biāo)，及時把板式換熱器從系統(tǒng)切出，確保吸附分離單元吸附劑的絕對安全。

(3)開停工方案與應(yīng)急操作預(yù)案。抽出液塔塔頂油氣首先進(jìn)入全焊接板式換熱器換熱，再經(jīng)與板式換熱器串聯(lián)的空冷器冷卻進(jìn)入回流罐。正常工況下，空冷器僅部分運(yùn)行，利用熱媒水控制換熱后塔頂油氣溫度，油氣再經(jīng)空冷器冷卻。若水含量在線分析儀檢測到板式換熱器熱媒水、除氧水或除鹽水發(fā)生泄漏，則控制板式換熱器副線閥門全開，空冷器全部運(yùn)行，抽出液塔塔頂油氣全部經(jīng)過板式換熱器副線進(jìn)入空冷器進(jìn)行冷卻。吸附分離單元開工時，抽出液塔塔頂介質(zhì)全部經(jīng)過板式換熱器副線，待裝置運(yùn)行平穩(wěn)后，將抽出液塔塔頂油氣經(jīng)過板式換熱器回收油氣低溫余熱；吸附分離單元停工時，抽出液塔塔頂油氣全部經(jīng)過板式換熱器副線，然后進(jìn)行裝置停工。

4.2 芳烴裝置低溫余熱回收利用途徑

根據(jù)物料流量及溫位情況，利用分餾塔塔頂油氣熱量在芳烴裝置可以發(fā)生多股熱水?？紤]到芳烴裝置的工藝特點及裝置布局，可以采用以下方案實現(xiàn)低溫余熱回收耦合利用：①將裝置中分餾塔塔頂油氣用于直接加熱除鹽水、除氧水，實現(xiàn)多產(chǎn)蒸汽和節(jié)電的目的；②建立熱媒水管網(wǎng)，將熱媒水送至工藝熱阱或者熱電站加熱產(chǎn)汽所用除鹽水等進(jìn)行利用；③將熱量外送，作為熱源替代低壓蒸汽。

結(jié)合工藝條件和裝置現(xiàn)場布置情況，考慮到分餾塔塔頂?shù)蜏責(zé)峄厥者^程可能存在因水介質(zhì)內(nèi)漏給平穩(wěn)生產(chǎn)造成影響，所有分餾塔塔頂?shù)蜏責(zé)峄厥者^程均采用與抽出液塔塔頂?shù)蜏責(zé)峄厥者^程相同的技術(shù)方案。

4.3 應(yīng)用效果

對A公司開展了芳烴裝置低溫余熱綜合利用技術(shù)研究，系統(tǒng)設(shè)計了低溫余熱回收技術(shù)改造方案，總體方案為：建立熱媒水系統(tǒng)，熱媒水回收分餾塔塔頂熱量后送至熱電站預(yù)熱除鹽水和送至三產(chǎn)企業(yè)做碳三、碳四分離系統(tǒng)的熱源，降溫后的熱媒水返回?zé)崦剿?。新增換熱器采用全焊接板式換熱器，同時在抽出液塔塔頂回流管線和空冷器出口管線上增設(shè)在線水含量分析儀，及時監(jiān)控抽出液塔塔頂回流物料和冷凝物料中水含量的變化，同時制定開停工方案與應(yīng)急操作預(yù)案，確保裝置運(yùn)行穩(wěn)定、安全。

A公司于2019年6月完成芳烴裝置低溫余熱回收系統(tǒng)改造并開車成功，各相關(guān)設(shè)備(板式換熱器)的主要操作參數(shù)如表3所示。由表3可以看出，裝置改造后共計有效回收利用的熱負(fù)荷為29.56 MW，可使能耗降低1 892.1 MJ/t。

表3 板式換熱器的主要操作參數(shù)

5 芳烴二甲苯裝置能效提升技術(shù)工業(yè)應(yīng)用效果

A公司分別于2015年和2019年完成二甲苯裝置深度熱集成換熱流程技術(shù)、新型纏繞管式換熱器技術(shù)以及二甲苯裝置低溫?zé)岣咝Щ厥占夹g(shù)改造并開車成功，工業(yè)應(yīng)用效果如表4所示。由表4可以看出，改造后裝置燃料氣消耗總計降低0.87 t/h，回收低溫?zé)?9.56 MW，裝置綜合能耗總計降低3 118.6 MJ/t，取得了顯著的經(jīng)濟(jì)效益和社會效益。

表4 A公司工業(yè)應(yīng)用效果

6 結(jié) 論

以制約二甲苯裝置能效提升的共性問題為切入點，優(yōu)化了二甲苯裝置換熱流程、建立了新型纏繞管換熱器設(shè)計計算模型，并設(shè)計了二甲苯裝置低溫?zé)岣咝Щ厥站W(wǎng)絡(luò)系統(tǒng)，在中國石化A公司完成技術(shù)改造并開車成功。工業(yè)應(yīng)用結(jié)果表明，裝置燃料氣消耗總計降低0.87 t/h，回收低溫?zé)?9.56 MW，裝置綜合能耗總計降低3 118.6 MJ/t，實現(xiàn)了二甲苯裝置的能效提升。