趙炳建，王 鵬

（中國(guó)石油廣東石化公司，廣東 揭陽 522000）

芳烴是重要的基礎(chǔ)化工原料，其主要產(chǎn)品對(duì)二甲苯（PX）既是煉油及化工關(guān)鍵銜接點(diǎn)，又是下游聚酯產(chǎn)業(yè)的主要原料［1］。目前國(guó)內(nèi)已經(jīng)開工運(yùn)轉(zhuǎn)的芳烴裝置有26套，PX產(chǎn)能達(dá)到了2 500×104t/a以上，但仍有需求缺口需要大量進(jìn)口［2］。國(guó)內(nèi)PX產(chǎn)能正在提速建設(shè)中，恒力石化、浙江石化等民營(yíng)企業(yè)大型芳烴聯(lián)合項(xiàng)目紛紛上馬，中國(guó)石油廣東石化公司260×104t/a PX項(xiàng)目在加速建設(shè)中，可見國(guó)內(nèi)PX產(chǎn)能正處于爆發(fā)式增長(zhǎng)的階段。

目前國(guó)內(nèi)外生產(chǎn)PX主要采用的是UOP公司的吸附分離法工藝，并根據(jù)自身生產(chǎn)需求建立芳烴聯(lián)合裝置，通常配套有歧化、異構(gòu)化、二甲苯分餾、苯甲苯和芳烴抽提單元以滿足生產(chǎn)要求［3］。從國(guó)內(nèi)PX生產(chǎn)發(fā)展來看，各煉油廠主流采用的是以對(duì)二乙基苯（PDEB）作為重質(zhì)解吸劑的吸附分離技術(shù)，生產(chǎn)時(shí)普遍具有能耗較高、解吸劑易跑損等問題。近年有少數(shù)煉油廠將其更新為以甲苯作為輕質(zhì)解吸劑技術(shù)的吸附分離工藝。文中以某在建的輕質(zhì)解吸劑技術(shù)的芳烴聯(lián)合裝置為例，介紹其裝置特點(diǎn)和技術(shù)工藝，并與采用重質(zhì)解吸劑技術(shù)的芳烴聯(lián)合裝置對(duì)比其優(yōu)勢(shì)特點(diǎn)，以為其它煉油廠的芳烴聯(lián)合裝置提供理論參考與技術(shù)支持。

1 輕解吸劑技術(shù)流程實(shí)例

某在建的采用輕質(zhì)解吸劑技術(shù)的芳烴聯(lián)合裝置流程見圖1。從主流程上看，與常規(guī)采用重質(zhì)解吸劑技術(shù)的裝置不同的是輕質(zhì)解吸劑技術(shù)將異構(gòu)化脫庚烷塔與下游二甲苯單元整合，取消脫庚烷塔轉(zhuǎn)而設(shè)置了異構(gòu)化產(chǎn)物高/低溫分離罐流程，回收物流熱量，降低后續(xù)塔設(shè)備的能耗。在關(guān)鍵產(chǎn)品采出位置設(shè)立低能耗、高采出的2#抽出液間壁塔、苯甲苯間壁塔和重整油分離間壁塔，以強(qiáng)化間壁塔內(nèi)回流的方式優(yōu)化塔操作，不需額外設(shè)立重沸爐，降低了整套聯(lián)合裝置投資的降低及能耗。在進(jìn)料部分的重整油分離塔中，預(yù)先側(cè)采進(jìn)料中的C7餾分作調(diào)和汽油組分，從而降低了芳烴抽提單元的投資和能耗。而在產(chǎn)品采出方面，該在建裝置采用單苯抽提模式，將傳統(tǒng)模式下的苯塔與甲苯塔合并為苯甲苯間壁塔，在上側(cè)線線采高純苯，而下側(cè)采的粗甲苯由于純度不達(dá)標(biāo)改作為歧化進(jìn)料和吸附分離的補(bǔ)充解吸劑。

圖1 采用輕質(zhì)解吸劑技術(shù)的芳烴聯(lián)合裝置流程

在與常規(guī)重質(zhì)解吸劑技術(shù)存在最大區(qū)別的吸附分離分餾段中，由于PDEB的高沸點(diǎn)（183.4℃）特性，當(dāng)使用PDEB作為解吸劑時(shí)不僅需要在抽余液塔和抽出液塔進(jìn)行進(jìn)行混合二甲苯與解吸劑的精餾分離以在塔底產(chǎn)出循環(huán)解吸劑，還需要在抽出液塔頂設(shè)置PX成品塔流程以除去輕組分雜質(zhì)，因此，重質(zhì)解吸劑技術(shù)通常具有高能耗的缺點(diǎn)。

為保證PX產(chǎn)品和循環(huán)解吸劑純度，分餾段精餾塔始終需要在高苛刻度下運(yùn)行，不可避免地造成解吸劑熱聚合而需要間斷再生，和隨裝置運(yùn)行解吸劑跑損需要外購(gòu)補(bǔ)充等問題，某西南地區(qū)年產(chǎn)90×104t PX的芳烴聯(lián)合裝置的PDEB的跑損率在（0.14～0.68）kg/t（PDEB/PX），每年會(huì)造成20萬元的解析劑跑損損失。而在以低沸點(diǎn)的甲苯（110.4℃）作為輕質(zhì)解吸劑技術(shù)的流程中，可取消解吸劑再生塔，轉(zhuǎn)而在抽余液塔底分離貧PX物料，即便部分甲苯隨塔底物料進(jìn)入到異構(gòu)化單元也不會(huì)對(duì)裝置運(yùn)行產(chǎn)生影響，同時(shí)取消抽出液塔和成品塔，轉(zhuǎn)用1#抽出液塔除“輕”（C6～C7）雜質(zhì)、2#抽出液塔底除“重”雜質(zhì)（C9+），顯著降低了二甲苯分餾部分對(duì)C9+的分離精度要求，并大幅降低能耗。另外芳烴聯(lián)合裝置中附屬的苯甲苯單元可自產(chǎn)甲苯進(jìn)行解吸劑補(bǔ)充，無需外購(gòu)。

2 設(shè)備改進(jìn)

2.1 旋轉(zhuǎn)閥物料管線流程改進(jìn)

在吸附模擬移動(dòng)床工藝中，因?yàn)槟M移動(dòng)床的物料管線是自上而下移動(dòng)的，同一床層管線在不同時(shí)間走的物料不同。為了避免污染，提高對(duì)二甲苯產(chǎn)品的純度，在目前在常見旋轉(zhuǎn)閥物料流程中增加了多股沖洗液。在重質(zhì)解吸劑技術(shù)流程中，沖洗液大多選擇解吸劑（PDEB），而沖洗后的混合物料多數(shù)排向抽余液塔，并在塔內(nèi)精餾分離作用下進(jìn)行解吸劑與沖洗雜質(zhì)的分離，這無疑增加了抽余液塔的負(fù)荷和能耗［4］。該技術(shù)的各沖洗液流程見圖2（圖內(nèi)Hi—1次沖洗入；Ho—1次沖洗出；X—2次沖洗；T—3次沖洗；D—解析劑；E—抽出液；F—解析單元進(jìn)料；R—抽余液；Drf—解析劑循環(huán)沖洗）。

圖2 輕/重解吸劑技術(shù)旋轉(zhuǎn)閥流程對(duì)比

當(dāng)使用輕質(zhì)解吸劑技術(shù)時(shí)，在投料初期使用解吸劑作為沖洗液，生產(chǎn)正常后改用抽出液，提升產(chǎn)品純度的同時(shí)降低精餾能耗負(fù)荷。同時(shí)將抽出液由泵打出，再分別設(shè)置X和Hi的流量，優(yōu)化了對(duì)產(chǎn)品純度和能耗的控制。增設(shè)第9股沖洗液：解吸劑循環(huán)沖洗管線Drf，其作用是將之前管線中殘留的解吸劑組分由泵打回到循環(huán)解吸劑中，避免了該部分殘留的解吸劑跟隨抽余液采出，造成重復(fù)精餾分離，有效降低了后續(xù)裝置負(fù)荷及能耗，某采用輕質(zhì)解吸劑技術(shù)的年產(chǎn)260×104t PX的芳烴聯(lián)合裝置，參考設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)該2臺(tái)解吸劑循環(huán)泵流量累計(jì)加和約為140 t/h，節(jié)能降耗作用明顯［5］。

2.2 吸附分離物料及區(qū)域流量計(jì)算分析

由于UOP的吸附分離工藝主要模擬固液兩相逆流接觸過程，在旋轉(zhuǎn)閥周期性的旋轉(zhuǎn)下，各進(jìn)、出物料管線依次與連接不同床層的管線連通，此時(shí)各區(qū)域物料和各管線流量均不相同。為獲得較好的分離效果與高純度產(chǎn)品，對(duì)各物料及管線流量展開計(jì)算分析以闡述前文中旋轉(zhuǎn)閥物料管線流程改進(jìn)的優(yōu)點(diǎn)。雖然目前存在輕質(zhì)和重質(zhì)解吸劑2種技術(shù)方案［6］，但其吸附塔進(jìn)、出物料的種類、數(shù)量和順序卻相同。

在計(jì)算中，定義Va—選擇性吸附體積；Vw—非選擇性體積；θ—轉(zhuǎn)閥轉(zhuǎn)動(dòng)1周的時(shí)間；T—轉(zhuǎn)閥步進(jìn)時(shí)間，T=θ/24；A—選擇性體積流量，A=Va/θ；W—非選擇性體積流量，W=Vw/θ。

在計(jì)算時(shí)引入工藝凈流量概念，用“i”代表特定區(qū)域。因此各區(qū)域的實(shí)際流量Li=工藝凈流量Li'+平衡回流W。旋轉(zhuǎn)閥進(jìn)料量由裝置負(fù)荷A/Fa計(jì)算得出，調(diào)節(jié)時(shí)不直接調(diào)節(jié)工藝凈流量，把不同凈流量放到相同的基礎(chǔ)上，通常調(diào)節(jié)受控流量的比率：A/Fa、L2′/A、L3′/A、L4′/A等，來改進(jìn)吸附分離裝置的性能。至此，以某具有雙吸附塔、雙旋轉(zhuǎn)閥流程、吸附劑為ADS-37的100×104t/a PX的吸附分離控制系統(tǒng)（ACCS）為模型，引入其相關(guān)參數(shù)：

進(jìn)料量F為192.1 m3/h、化驗(yàn)分析測(cè)得其中C8芳烴率為90%；吸附劑裝填后定值選擇性容積VA為90.2 m3、非選擇性容積Vw為410 m3；旋轉(zhuǎn)閥管線計(jì)量測(cè)得最長(zhǎng)床層管線體積Vlbl為0.362 m3；ACCS系統(tǒng)設(shè)定A/Fa為0.8；各區(qū)域流率中，L2′/A為1、L3′/A為1.5、L4′/A為-0.25；為計(jì)算方便，各類管線沖洗率均設(shè)置為100%。進(jìn)行計(jì)算：

（1）芳烴體積進(jìn)料量Fa=F×C8A%=172.89 m3/h

（2）選擇性容積循環(huán)速率A=Fa×A/Fa=138.312 m3/h

（3）循環(huán)時(shí)間θ=VA/A×60=39.128 9 min

（4）轉(zhuǎn)閥步進(jìn)時(shí)間T=θ×60/24=97.822 3 s

（5）H=X=H3=Drf=Vlbl/T×3 600/2×H%=6.661 m3/h

（6）W=Vw/θ×60=628.690 9 m3/h

數(shù)據(jù)帶入到整個(gè)吸塔循環(huán)系統(tǒng)中，計(jì)算過程見圖3。

圖3 區(qū)域與管線沖洗流量計(jì)算

通過計(jì)算研究發(fā)現(xiàn)，在初步將各類管線沖洗率設(shè)置為100%情況下，加入了解析劑循環(huán)沖洗流量Drf后，對(duì)比沒有該沖洗流程的重質(zhì)解吸劑技術(shù)中，可顯著減少解吸劑量，降低能耗。

同時(shí)由于在重質(zhì)解吸劑技術(shù)中Ho直接通過沖洗泵作為Hi進(jìn)入到旋轉(zhuǎn)閥中，無法調(diào)節(jié)流量，而在輕質(zhì)解吸劑技術(shù)中，由于沖洗流程和沖洗物料不同，可根據(jù)實(shí)際情況將包括Ho和Hi在內(nèi)的不同管線分別設(shè)置適宜的沖洗比率和沖洗量，以進(jìn)一步降低公用工程的消耗，優(yōu)化裝置運(yùn)行并強(qiáng)化節(jié)能降耗的效果。

2.3 多效沖洗流程介紹

為保證PX的純度，需控制好吸附塔頂/底封頭和旋轉(zhuǎn)閥穹頂?shù)臎_洗液流。目前在重質(zhì)解吸劑技術(shù)中，多從循環(huán)解吸劑PDEB中抽取部分作為密封沖洗液，再將沖洗出來的物料匯總進(jìn)到抽余液塔中進(jìn)行精餾分離。該工藝流程裝置能耗較高，且當(dāng)抽余液塔操作波動(dòng)時(shí)會(huì)使循環(huán)解吸劑中混入雜質(zhì)，進(jìn)而在重新作為密封沖洗液時(shí)會(huì)對(duì)密封效果造成影響。而在輕質(zhì)解吸劑技術(shù)中，可在2#抽出液塔底部采出PX純度高達(dá)97%而僅含有微量C9A+的塔底液作為多效沖洗液。2種沖洗方式見圖4。

圖4 多效沖洗流程示例

在裝置運(yùn)行穩(wěn)定后，將2#抽出液塔底液1部分排向二甲苯分餾單元進(jìn)行除重的同時(shí)，另1部分在經(jīng)過過濾后作為吸附塔頂/底封頭密封沖洗液和穹頂密封沖洗液，吸附塔頂封頭沖洗出液和穹頂沖洗出返還到塔底泵前進(jìn)行循環(huán)，而吸附塔底封頭沖洗出則退向二甲苯分餾單元除雜質(zhì)。如此可保證密封效果、提高PX純度的同時(shí)，同時(shí)降低了后續(xù)精餾塔操作負(fù)荷及能耗。

3 結(jié)束語

從芳烴聯(lián)合裝置中輕質(zhì)解吸劑技術(shù)工藝和技術(shù)發(fā)展來看，通過優(yōu)化工藝流程、改進(jìn)裝置運(yùn)行計(jì)算公式、改進(jìn)設(shè)備構(gòu)造、優(yōu)化旋轉(zhuǎn)閥管線與沖洗管線流程等技術(shù)，可實(shí)現(xiàn)裝置能耗的降低和穩(wěn)定運(yùn)行?？梢灶A(yù)見在國(guó)內(nèi)芳烴聯(lián)合項(xiàng)目紛紛上馬的未來，如何實(shí)現(xiàn)低能耗、高穩(wěn)定的生產(chǎn)愈發(fā)重要。