李世偉

(中國石化上海石油化工股份有限公司芳烴部，200540)

中國石化上海石油化工股份有限公司(以下簡稱上海石化)600 kt/a對二甲苯芳烴聯(lián)合裝置(以下簡稱芳烴聯(lián)合裝置)由連續(xù)重整、芳烴抽提、歧化烷基轉(zhuǎn)移、二甲苯分餾、異構(gòu)化和吸附分離單元組成，于2009年9月成功開車運(yùn)行至今。芳烴聯(lián)合裝置具有工藝流程長、能耗高等特點(diǎn)，從芳烴工藝流程特點(diǎn)來劃分，二甲苯分餾、異構(gòu)化和吸附分離單元為一個(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，二甲苯分餾、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%。因此，將二甲苯分餾、異構(gòu)化和吸附分離單元組合為一個(gè)大系統(tǒng)即二甲苯裝置，利用大系統(tǒng)理念，對此裝置的工藝流程進(jìn)行換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化。文章結(jié)合二甲苯裝置的實(shí)際運(yùn)行情況，采用Aspen Plus軟件對二甲苯裝置流程進(jìn)行模擬計(jì)算，對分離流程與換熱網(wǎng)絡(luò)進(jìn)行系統(tǒng)考慮，解決精餾塔進(jìn)料狀態(tài)不優(yōu)化、物料重復(fù)冷卻升溫等問題，增加能源的有效利用率，提升裝置的運(yùn)行水平，提出新的改造思路。

1 二甲苯裝置工藝流程

圖1 二甲苯裝置簡易流程示意

2 二甲苯裝置用能情況分析

二甲苯裝置采用了高效換熱器、熱集成[1]等較成熟的新節(jié)能技術(shù)，其中二甲苯分餾單元的二甲苯塔和重芳烴塔分別采用熱集成技術(shù)，通過升溫升壓[2]有效利用塔頂熱能。二甲苯塔熱源來自二甲苯塔重沸爐F-801A/B，二甲苯塔底重沸物料分別作為重芳烴塔、二甲苯白土塔進(jìn)料。吸附分離單元抽余液塔和解吸劑再蒸鎦塔、歧化單元歧化汽提塔重沸器熱源，塔頂物料分別作為吸附分離單元抽出液塔、抽余液塔及異構(gòu)化單元脫庚烷塔重沸器熱源，重芳烴塔塔頂物料作為重整油分離塔的塔底熱源。

2.1 二甲苯裝置換熱網(wǎng)絡(luò)分析

采用Aspen Plus軟件對二甲苯裝置穩(wěn)定運(yùn)行時(shí)的工況進(jìn)行換熱網(wǎng)絡(luò)夾點(diǎn)分析[3]，二甲苯裝置物流性質(zhì)數(shù)據(jù)見表1。結(jié)合二甲苯裝置實(shí)際運(yùn)行情況，選擇夾點(diǎn)分析所需工藝物流，主要從兩個(gè)方面進(jìn)行考慮：①與裝置其他物流相互換熱的物流；②各分餾塔頂冷卻及塔底再沸。

表1 二甲苯裝置物流性質(zhì)數(shù)據(jù)

將表1中二甲苯裝置物流數(shù)據(jù)輸入Aspen Plus軟件中Aspen Energy Analyer，其冷、熱復(fù)合曲線見圖2，換熱網(wǎng)絡(luò)網(wǎng)格圖見圖3，設(shè)定本裝置的夾點(diǎn)溫差為25 K，最小熱、冷公用工程負(fù)荷分別為3 736.02 kW和41 480.47 kW。

圖2 二甲苯裝置冷、熱復(fù)合曲線

根據(jù)二甲苯裝置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(圖3)，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)化進(jìn)料重復(fù)冷卻升溫。

根據(jù)目前二甲苯裝置換熱網(wǎng)絡(luò)存在問題及二甲苯塔實(shí)際運(yùn)行狀態(tài)來分析，異構(gòu)化反應(yīng)單元脫庚烷塔塔底物料至二甲苯塔，在此流程中由于受到異構(gòu)化白土塔操作溫度的限制， 造成二甲苯進(jìn)料溫度偏低，進(jìn)料溫度變化范圍在170～190 ℃，平均183 ℃，而二甲苯塔塔頂溫度在244 ℃左右，遠(yuǎn)低于二甲苯塔頂溫度。從物料組分情況來看，此物料主要是以C8芳烴為主，二甲苯塔塔頂是C8芳烴，根據(jù)模擬計(jì)算提升此物料進(jìn)料溫度對二甲苯塔分離精度不會(huì)產(chǎn)生影響。

圖3 二甲苯裝置換熱網(wǎng)絡(luò)網(wǎng)格圖

2.2 二甲苯裝置低溫?zé)岱治?/h3>

二甲苯裝置具有工藝流程長、循環(huán)物料多、分離過程多等特點(diǎn)，該裝置共有7個(gè)精餾塔，其中二甲苯塔、重芳烴塔通過升壓進(jìn)行操作，將塔頂氣相余熱回收利用，其余精餾塔為常壓塔，塔頂冷凝低溫?zé)嵩炊啵煽諝饫鋮s器和水冷器進(jìn)行冷卻，低溫?zé)嵩蠢速M(fèi)比較嚴(yán)重。二甲苯裝置低溫余熱情況見表2，從表2可知：抽余液塔、抽出液塔和脫庚烷塔的低溫?zé)崃勘容^多，占二甲苯裝置低溫?zé)峥偭康?6.7%，且溫位也最高，因此該部分低溫?zé)崂镁哂凶詈玫膬r(jià)值。

表2 二甲苯裝置低溫余熱一覽

3 節(jié)能改造方案及效益分析

3.1 節(jié)能改造方案

針對二甲苯裝置換熱網(wǎng)絡(luò)及低溫?zé)釠]有得到利用的問題，提出改造優(yōu)化思路，使二甲苯裝置能源能夠得到很好的利用。

3.1.1 換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化

根據(jù)對二甲苯裝置換熱網(wǎng)絡(luò)的分析，結(jié)合二甲苯裝置實(shí)際生產(chǎn)情況，提高異構(gòu)化脫庚烷塔塔底物料至二甲苯單元二甲苯塔的進(jìn)料溫度，具有一定的優(yōu)化空間。通過新增換熱器NE-701，脫庚烷塔進(jìn)料與脫庚烷塔頂氣換熱進(jìn)行換熱，一方面將脫庚烷塔塔頂氣相余熱回收利用，另一方面將高分罐底物料由104 ℃提升至125 ℃；新增換熱器NE-702，脫庚烷塔底油與白土塔出料進(jìn)行換熱，將二甲苯塔進(jìn)料溫度[4]由180 ℃提高至200 ℃，脫庚烷塔塔底油換熱后再與高分罐底物料換熱由125 ℃提升至148 ℃，脫庚烷塔塔底物料至二甲苯塔的進(jìn)料溫度提升后，二甲苯塔底加熱爐的熱負(fù)荷將會(huì)降低，節(jié)省了燃料氣，從而起到了節(jié)能降耗的效果。優(yōu)化前后的換熱流程分別見圖4和圖5。

3.1.2 低溫?zé)崂脙?yōu)化

根據(jù)對二甲苯裝置的低溫?zé)岱治隹芍蜏責(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余熱。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)過程中未考慮到對抽余液塔和抽出液塔塔頂余熱進(jìn)行利用。對低溫?zé)崂脧拇笙到y(tǒng)進(jìn)行整體考慮，新建一套熱水站系統(tǒng)，利用抽余液塔、抽出液塔塔頂氣潛熱產(chǎn)生熱水，熱水溫度140 ℃，壓力1.5 MPa，熱水經(jīng)外輸管線分別輸送至化工部的乙二醇裝置和熱電部。

圖4 優(yōu)化前二甲苯裝置換熱網(wǎng)絡(luò)

圖5 優(yōu)化后二甲苯裝置換熱網(wǎng)絡(luò)

表3 熱水邊界條件一覽

乙二醇裝置熱水利用系統(tǒng)包括2臺(tái)熱水換熱器、2臺(tái)冷水換熱器、1套溴化鋰?yán)鋬鏊?。抽余液塔和抽出液塔所產(chǎn)的熱水分別與1#乙二醇裝置和2#乙二醇裝置的環(huán)氧乙烷汽提塔進(jìn)料換熱，提高環(huán)氧乙烷汽提塔進(jìn)料溫度，換熱后的熱水均降溫至105 ℃，混合后再送至溴化鋰?yán)鋬鏊?，利用后熱水溫?5 ℃，返回抽余液塔和抽出液塔熱水站系統(tǒng)循環(huán)利用。冷凍水站產(chǎn)生10 ℃左右的冷凍水，分成兩股，分別與1#乙二醇裝置和2#乙二醇裝置的環(huán)氧乙烷洗滌塔進(jìn)料換熱，以降低洗滌塔進(jìn)料溫度。

熱電部熱水利用系統(tǒng)中設(shè)置了1臺(tái)換熱器，用抽余液塔和抽出液塔所產(chǎn)的熱水加熱除氧器給水，將除氧器給水溫度從目前的常溫提高至65 ℃，利用后的熱水溫度為50℃，返回抽余液塔和抽出液塔熱水站系統(tǒng)循環(huán)利用。

3.2 效益分析

3.2.1 換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化效益

經(jīng)過模擬計(jì)算，提高二甲苯塔進(jìn)料溫度17 K，降低二甲苯塔再沸爐負(fù)荷8.79×106kJ/h，節(jié)省燃料氣換算為標(biāo)煤即8.79×106kJ/h×8 000 h÷29 309 kJ/kg ÷1 000 kg/t=2 400 t，標(biāo)煤的價(jià)格按700元/t計(jì)算，折算成標(biāo)煤效益即2 400 t×700 元/t=168萬元。

3.2.2 二甲苯裝置低溫?zé)崂脙?yōu)化效益

經(jīng)過模擬計(jì)算，回收抽余液塔和抽出液塔塔頂氣相潛熱產(chǎn)生熱水，可年回收熱量3.14×108kJ/h，換算為標(biāo)煤3.14×108kJ/h×8 000 h÷29 309 kJ/kg ÷1 000 kg/t=85 714 t，標(biāo)煤的價(jià)格按700 元/t計(jì)算，折算成標(biāo)煤效益85 714 t×700 元/t=6 000萬元，而熱水利用系統(tǒng)在運(yùn)行過程中產(chǎn)生生產(chǎn)成本費(fèi)用，生產(chǎn)成本估算約932萬元，年效益為回收熱量價(jià)值扣除生產(chǎn)成本費(fèi)，即年效益為6 000-932=5 068萬元。

表4 生產(chǎn)成本估算

注：電、純水、循環(huán)水價(jià)格參考2013年上半年數(shù)據(jù)。

4 結(jié)語

二甲苯裝置能耗消耗在芳烴聯(lián)合裝置中所占比例已超過50%，盡管在設(shè)計(jì)過程中采用了新的熱集成節(jié)能技術(shù)及高效能設(shè)備，但從夾點(diǎn)分析來看，二甲苯裝置換熱網(wǎng)絡(luò)還存在優(yōu)化的空間，經(jīng)過對二甲苯裝置換熱網(wǎng)絡(luò)進(jìn)行優(yōu)化，提出優(yōu)化方案，年增經(jīng)濟(jì)效益168萬元。另外，二甲苯裝置存在大量的低溫余熱，且較多的低溫余熱沒有得到有效的利用，考慮到的裝置的實(shí)際運(yùn)行情況，有針對性地對低溫余熱進(jìn)行利用，提出抽余液塔和抽出液塔塔頂氣回收利用發(fā)生熱水，年增經(jīng)濟(jì)效益5 068萬元。

[1] 李世偉.熱集成節(jié)能技術(shù)在芳烴聯(lián)合裝置上的應(yīng)用[J].石油化工技術(shù)與經(jīng)濟(jì),2012, 28(3): 47-49.

[2] 楊德明，匡華.芳烴熱集成精餾的模擬研究[J].石油化工高等學(xué)校學(xué)報(bào)，2001,14(1)：25-28.

[3] 馮霄，李勤凌.化工節(jié)能原理與技術(shù)[M].北京：化學(xué)工業(yè)出版社，1998.169-227.

[4] 陸恩錫，羅明輝.蒸餾過程進(jìn)料狀態(tài)優(yōu)化[J].化學(xué)工程，2008，36(6)：75-78.