王志華

（中國石化金陵分公司，江蘇南京 210033）

金陵石化芳烴聯(lián)合裝置由一套100萬t/a連續(xù)重整裝置和一套60 萬t/a 對二甲苯裝置組成，于2008年12 月全面開工投產(chǎn)。該裝置包括預(yù)加氫、重整、重整分離、芳烴抽提、歧化及烷基轉(zhuǎn)移、二甲苯回路等6 個單元。能耗偏高是裝置利潤進(jìn)一步提高的最大制約因素，文章詳細(xì)論述金陵石化芳烴聯(lián)合裝置在二甲苯加熱爐節(jié)能改造、低溫?zé)崂谩岣叻止に?、新型三劑?yīng)用等方面采取的節(jié)能措施，同時對節(jié)能效果進(jìn)行了分析。

1 二甲苯加熱爐節(jié)能改造

二甲苯加熱爐F402A/B設(shè)計負(fù)荷187 MW，燃料氣消耗約占該裝置燃料氣消耗總量的45%，因此F402A/B運(yùn)行情況直接關(guān)系到該裝置能耗高低。改造之前，二甲苯加熱爐存在排煙溫度高、排煙氧含量高、燃燒不充分等問題，導(dǎo)致加熱爐爐效偏低、能耗偏高。

1.1 余熱回收系統(tǒng)更換為板式余熱回收器

二甲苯加熱爐余熱回收原為熱管式換熱器，加熱爐排煙溫度高達(dá)140℃。2016 年9 月，裝置利用大修機(jī)會將其更換為新型鑄鐵板式預(yù)熱器，同時采取調(diào)節(jié)煙氣換熱旁路閥開度的方式，保證排煙溫度降低的同時減少預(yù)熱器煙氣露點(diǎn)腐蝕，所有調(diào)節(jié)閥、引風(fēng)機(jī)、鼓風(fēng)機(jī)利舊。新?lián)Q熱器由5個模塊（3個鋼模塊＋2個鑄鐵模塊）組成，見圖1，煙氣自上而下流經(jīng)板束一側(cè)，冷空氣橫向依次經(jīng)過兩塊鑄鐵板模塊，再反復(fù)折流橫向流過3 塊鋼模塊，與熱煙氣形成錯流傳熱。在鋼模塊與鑄鐵模塊交界的位置設(shè)置6 個沖洗水接口，用于沖洗鑄鐵板煙氣側(cè)，水在煙道聯(lián)箱及引風(fēng)機(jī)底部排出，排水接入裝置含油污水井。

1.2 CO 分析儀器控制鼓風(fēng)機(jī)變頻開度

二甲苯加熱爐煙氣系統(tǒng)新增CO在線分析儀，實施理論配比燃燒優(yōu)化控制改造項目。通過煙氣中的CO含量來表征燃燒水平，建立燃燒過程數(shù)學(xué)模型，將F402A 與F402B 煙氣中相對含量較高的CO 作為主控變量，通過控制鼓風(fēng)機(jī)變頻開度，將煙氣中的CO含量控制在50～100 μg/g。在滿足同樣熱量供出的條件下，理論配比燃燒以相對較低的燃料氣消耗達(dá)到工藝要求。同時，理論配比燃燒還可以從生產(chǎn)工藝源頭上減少污染物排放和降低局部爐管氧化速率，實現(xiàn)加熱爐真正節(jié)能高效、安全平穩(wěn)運(yùn)行。

圖1 F402A/B余熱回收系統(tǒng)

1.3 采用新型高效低氮燃燒器

二甲苯加熱爐由原先普通燃燒器改為新型高效低氮燃燒器。新型燃燒器燃料氣火槍從燃燒器底部分成6 路，在爐膛內(nèi)部通過火盆磚結(jié)構(gòu)使火槍瓦斯進(jìn)入方向改變。燃料氣進(jìn)入爐膛內(nèi)部后，再分成12路火槍，火盆磚內(nèi)外各6 路，各路燃料氣噴入點(diǎn)巧妙配合。瓦斯點(diǎn)燃后形成低壓區(qū)，使燃燒后一部分煙氣和燃料氣預(yù)混后再次參與燃燒，同時拉長了火焰長度，降低焰芯溫度。

表1 F402A/B 改造前后瓦斯消耗量對比

1.4 二甲苯加熱爐改造效果

項目實施后重新進(jìn)行經(jīng)濟(jì)核算，2016年11月至2017年1月期間二甲苯加熱爐燃料氣總耗量下降明顯，對比改造前后，F(xiàn)402A/B 燃料氣消耗情況見表1所示。

由表1可得出，在裝置負(fù)荷同為80%的工況下，改造前F402A/B 瓦斯總耗量約為8 532 m3/h，改造后約為8 241m3/h，降低1%以上。按年運(yùn)行8 400 h，瓦斯密度0.714 kg/m3，燃料氣價格2 270 元/噸計算，80%負(fù)荷工況下每年節(jié)約的燃料費(fèi)用約為396萬元。裝置改造后排煙溫度降低至115℃，爐效由91.8%提高至93.1%。二甲苯加熱爐節(jié)約燃料氣量折合成標(biāo)準(zhǔn)油除裝置對二甲苯產(chǎn)量后，芳烴聯(lián)合裝置加工能耗降低約1 ～3 kgEO/t PX。另外，二甲苯加熱爐改造帶來的環(huán)保效益不可估量，也有效提升了企業(yè)社會形象。

2 精餾塔低溫?zé)崂?/h2>

芳烴聯(lián)合裝置運(yùn)行初期各精餾塔塔頂熱量直接通過空冷進(jìn)行冷卻，塔頂?shù)蜏責(zé)嵛催M(jìn)行回收。2019年10—12 月利用停工檢修機(jī)會，重芳烴塔、抽出液塔、鄰二甲苯塔新上塔頂?shù)蜏責(zé)釤崦剿〕鲰椖俊? 臺精餾塔塔頂冷卻負(fù)荷分別為10.9 MW、24.9 MW、22.3 MW。

2.1 工藝流程改造

裝置新增界區(qū)來的熱媒水分為兩路并聯(lián)：一路經(jīng)過鄰二甲苯塔頂氣兩路并聯(lián)的換熱器E407A、B進(jìn)行加熱，進(jìn)E407A/B 之前設(shè)置流量控制閥以調(diào)節(jié)熱媒水溫度；另一路熱媒水換熱器先經(jīng)過抽出液塔頂兩臺并聯(lián)換熱器E214A/B加熱后，再至重芳烴塔換熱器E120 進(jìn)行加熱，該路熱媒水同樣設(shè)置進(jìn)E214A/B總流量控制閥來調(diào)節(jié)熱媒水溫度；兩路熱媒水匯合后出裝置。芳烴聯(lián)合裝置外圍設(shè)置有熱媒水站、熱媒水泵實現(xiàn)熱媒水循環(huán)，產(chǎn)出熱媒水為分公司異丁烷裝置、低溫?zé)峁^(qū)提供熱源，也可通過溴化鋰制冷機(jī)組為分公司Ⅲ催化裝置提供冷源。芳烴聯(lián)合裝置內(nèi)部熱媒水流程及設(shè)計參數(shù)，分別如圖2及表2所示。

以鄰二甲苯塔頂熱媒水工藝為例，介紹3 臺精餾塔頂熱媒水取熱工藝。鄰二甲苯塔頂工藝介質(zhì)揮發(fā)氣分成兩路進(jìn)行冷卻：一路塔頂氣經(jīng)過原A402四臺空冷流程進(jìn)行冷卻，該路管線空冷入口新增控制閥調(diào)節(jié)空冷入口介質(zhì)流量，安裝電動閥輔助調(diào)節(jié)空冷入口流量；另一路塔頂氣至新增熱媒水換熱器E407A/B進(jìn)行冷卻，進(jìn)E407A/B之前同樣設(shè)置控制閥來調(diào)節(jié)流量，熱媒水工藝介質(zhì)側(cè)出口增設(shè)在線水分析儀AI4002監(jiān)測熱媒水漏量。100℃熱媒水進(jìn)裝置后，經(jīng)E407加熱后，再與重芳烴塔頂出熱媒水混合后出裝置。鄰二甲苯塔塔頂?shù)蜏責(zé)崂酶脑炝鞒倘鐖D3所示。

圖2 芳烴聯(lián)合裝置熱媒水流程

表2 低溫?zé)崦剿O(shè)計參數(shù)

2.2 低溫?zé)崂脤嵤┬Ч?/h3>

2020年1月裝置重新開工后，抽出液塔、鄰二甲苯塔及重芳烴塔塔頂產(chǎn)出熱媒水供其他裝置正常使用。根據(jù)分公司現(xiàn)有熱媒水管線流程及下游熱媒水用戶實際需求，芳烴聯(lián)合裝置供出熱媒水未達(dá)到設(shè)計最大流量。運(yùn)行穩(wěn)定后，熱媒水系統(tǒng)熱水產(chǎn)出可達(dá)1 090 t/h，裝置進(jìn)熱媒水溫度103℃較設(shè)計高3℃，出水溫度135℃與設(shè)計一致。

3臺塔精餾塔頂共計停運(yùn)35 kW空冷風(fēng)機(jī)3臺，每小時可節(jié)約電力約105 kW·h。按照當(dāng)前熱媒水供出量，以60%熱媒水熱量回收率計算，可節(jié)能：

4.2×103×1090（熱媒水量）×32（溫差）/41.8×60%/84（對二甲苯小時平均產(chǎn)量）/1 000=25.03（kgEO/t PX）。

圖3 鄰二甲苯塔低溫?zé)崦剿脑炝鞒?/p>

3 異構(gòu)化熱高分工藝運(yùn)用

異構(gòu)化單元原設(shè)計為冷高分流程，存在先冷卻后再加熱的不合理用能現(xiàn)象。同時，異構(gòu)化反應(yīng)空冷夏季時冷卻能力受限，對裝置滿負(fù)荷運(yùn)行也構(gòu)成了威脅[2]。熱高分工藝可降低異構(gòu)化反應(yīng)產(chǎn)物空冷器負(fù)荷，又可避免反應(yīng)產(chǎn)物液相部分先冷卻再加熱的不節(jié)能流程；另外，還可將原先用于加熱這股冷態(tài)物料的吸附進(jìn)料的熱量用于成品塔底熱源，替代原二甲苯塔底熱油，從而降低二甲苯塔重沸爐燃料氣用量。

3.1 新增熱高分工藝流程

2019 年10—12 月，異構(gòu)化單元冷高分流程改為熱高分流程，裝置新增熱高分罐V302，將原先高分泵P302A/B移至V302底作為熱高分罐底出口泵，并新增冷高分泵P306A/B。新增熱高分工藝流程如圖4所示。

圖4 異構(gòu)化反應(yīng)熱高分流程

3.2 節(jié)能效果分析

2020年1月裝置開工，異構(gòu)化反應(yīng)壓力、氫烴比等關(guān)鍵參數(shù)調(diào)整穩(wěn)定后，熱高分罐V302 入口溫度為107℃，較改造前直接進(jìn)空冷A301 冷卻溫度98℃上升9℃。異構(gòu)化板換E301熱端溫差33℃，板換兩側(cè)壓降分別為31和32 kPa，與改造前同負(fù)荷下相近。100%相同異構(gòu)化進(jìn)料負(fù)荷工況下，熱高分工藝異構(gòu)化反應(yīng)器出口、板換至冷高分罐管路壓降為0.08 MPa，與改造前反應(yīng)器出口、板換至高分罐壓降0.07 MPa相近。

反應(yīng)系統(tǒng)停開2臺35 kW異構(gòu)化反應(yīng)空冷A301，減去新增冷高分泵P306 電耗，每小時可節(jié)約電力50 kW·h。同時，吸附單元成品塔底改為吸附進(jìn)料加熱后，可降低二甲苯塔底熱源量8.0 MW，減去由于異構(gòu)化進(jìn)料換熱網(wǎng)絡(luò)改變增加的0.11 t/h反應(yīng)爐燃料，綜合計算后二甲苯塔塔底燃料氣用量降低約0.54 t/h。

4 新型三劑應(yīng)用效果分析

2019 年10-12 月，芳烴聯(lián)合裝置吸附劑更換為最新一代RAX-4000，替代原ADS-27 催化劑，RAX-4000與ADS-27裝填數(shù)據(jù)對比如表3所示。

從表3可以看出，RAX-4000較ADS-27裝填密度、裝填量、裝填效率、選擇性體積比率均有所上升。裝填效率上，RAX-4000為98.2%，較ADS-27 略高出0.2 百分點(diǎn)；選擇性孔體積比率，RAX-4000為14.6%，較ADS-27略高出0.1百分點(diǎn)。換劑后裝填體積相同，在精餾單元分離精度允許的前提下，吸附單元可提升至110%負(fù)荷運(yùn)行。因此，使用RAX-400吸附劑后PX產(chǎn)量較ADS-27提升明顯。

在吸附塔100%負(fù)荷工況下，RAX-4000 劑PX產(chǎn)品收率可達(dá)98.8%，較原ADS-27 劑PX 產(chǎn)品收率，高出0.4百分點(diǎn)，對二甲苯增產(chǎn)0.34 t/h。相同負(fù)荷下可有效降低解吸劑循環(huán)量，從而降低芳烴聯(lián)合裝置吸附精餾塔熱負(fù)荷，降低二甲苯循環(huán)回路各項公用工程消耗。目前，RAX-4000吸附劑工況下，芳烴聯(lián)合裝置吸附單元解吸劑/進(jìn)料比為1.04，較ADS-27工況的1.22下降明顯。換為RAX-4000后當(dāng)月芳烴聯(lián)合裝置同負(fù)荷下由于增產(chǎn)對二甲苯、降低二甲苯循環(huán)量，降低了公用工程消耗，裝置能耗降低4～6 kgEO/t PX。

表3 兩種吸附劑裝填數(shù)據(jù)對比

5 結(jié)論

通過不斷從裝置用能現(xiàn)狀開展技術(shù)分析并有序進(jìn)行各項新型節(jié)能降耗手段的研究、實踐，同時有效控制生產(chǎn)運(yùn)行風(fēng)險，金陵芳烴聯(lián)合裝置節(jié)能降耗取得了一定成果，同時也促進(jìn)了分公司經(jīng)濟(jì)效益的提升。面對國內(nèi)芳烴生產(chǎn)效率不斷提高、產(chǎn)能不斷擴(kuò)大、競爭日趨激烈的情況，芳烴聯(lián)合裝置需繼續(xù)從挖掘抽余液塔頂?shù)蜏責(zé)崃?、探尋三劑最?yōu)操作參數(shù)、持續(xù)提高加熱爐爐效等多方面著手落實節(jié)能降耗目標(biāo)。