芳烃联合装置综合节能技术分析

王志华

（中国石化金陵分公司，江苏南京 210033）

金陵石化芳烃联合装置由一套100万t/a连续重整装置和一套60 万t/a 对二甲苯装置组成，于2008年12 月全面开工投产。该装置包括预加氢、重整、重整分离、芳烃抽提、歧化及烷基转移、二甲苯回路等6 个单元。能耗偏高是装置利润进一步提高的最大制约因素，文章详细论述金陵石化芳烃联合装置在二甲苯加热炉节能改造、低温热利用、热高分工艺、新型三剂应用等方面采取的节能措施，同时对节能效果进行了分析。

1 二甲苯加热炉节能改造

二甲苯加热炉F402A/B设计负荷187 MW，燃料气消耗约占该装置燃料气消耗总量的45%，因此F402A/B运行情况直接关系到该装置能耗高低。改造之前，二甲苯加热炉存在排烟温度高、排烟氧含量高、燃烧不充分等问题，导致加热炉炉效偏低、能耗偏高。

1.1 余热回收系统更换为板式余热回收器

二甲苯加热炉余热回收原为热管式换热器，加热炉排烟温度高达140℃。2016 年9 月，装置利用大修机会将其更换为新型铸铁板式预热器，同时采取调节烟气换热旁路阀开度的方式，保证排烟温度降低的同时减少预热器烟气露点腐蚀，所有调节阀、引风机、鼓风机利旧。新换热器由5个模块（3个钢模块＋2个铸铁模块）组成，见图1，烟气自上而下流经板束一侧，冷空气横向依次经过两块铸铁板模块，再反复折流横向流过3 块钢模块，与热烟气形成错流传热。在钢模块与铸铁模块交界的位置设置6 个冲洗水接口，用于冲洗铸铁板烟气侧，水在烟道联箱及引风机底部排出，排水接入装置含油污水井。

1.2 CO 分析仪器控制鼓风机变频开度

二甲苯加热炉烟气系统新增CO在线分析仪，实施理论配比燃烧优化控制改造项目。通过烟气中的CO含量来表征燃烧水平，建立燃烧过程数学模型，将F402A 与F402B 烟气中相对含量较高的CO 作为主控变量，通过控制鼓风机变频开度，将烟气中的CO含量控制在50～100 μg/g。在满足同样热量供出的条件下，理论配比燃烧以相对较低的燃料气消耗达到工艺要求。同时，理论配比燃烧还可以从生产工艺源头上减少污染物排放和降低局部炉管氧化速率，实现加热炉真正节能高效、安全平稳运行。

图1 F402A/B余热回收系统

1.3 采用新型高效低氮燃烧器

二甲苯加热炉由原先普通燃烧器改为新型高效低氮燃烧器。新型燃烧器燃料气火枪从燃烧器底部分成6 路，在炉膛内部通过火盆砖结构使火枪瓦斯进入方向改变。燃料气进入炉膛内部后，再分成12路火枪，火盆砖内外各6 路，各路燃料气喷入点巧妙配合。瓦斯点燃后形成低压区，使燃烧后一部分烟气和燃料气预混后再次参与燃烧，同时拉长了火焰长度，降低焰芯温度。

表1 F402A/B 改造前后瓦斯消耗量对比

1.4 二甲苯加热炉改造效果

项目实施后重新进行经济核算，2016年11月至2017年1月期间二甲苯加热炉燃料气总耗量下降明显，对比改造前后，F402A/B 燃料气消耗情况见表1所示。

由表1可得出，在装置负荷同为80%的工况下，改造前F402A/B 瓦斯总耗量约为8 532 m3/h，改造后约为8 241m3/h，降低1%以上。按年运行8 400 h，瓦斯密度0.714 kg/m3，燃料气价格2 270 元/吨计算，80%负荷工况下每年节约的燃料费用约为396万元。装置改造后排烟温度降低至115℃，炉效由91.8%提高至93.1%。二甲苯加热炉节约燃料气量折合成标准油除装置对二甲苯产量后，芳烃联合装置加工能耗降低约1 ～3 kgEO/t PX。另外，二甲苯加热炉改造带来的环保效益不可估量，也有效提升了企业社会形象。

2 精馏塔低温热利用

芳烃联合装置运行初期各精馏塔塔顶热量直接通过空冷进行冷却，塔顶低温热未进行回收。2019年10—12 月利用停工检修机会，重芳烃塔、抽出液塔、邻二甲苯塔新上塔顶低温热热媒水取出项目。3 台精馏塔塔顶冷却负荷分别为10.9 MW、24.9 MW、22.3 MW。

2.1 工艺流程改造

装置新增界区来的热媒水分为两路并联：一路经过邻二甲苯塔顶气两路并联的换热器E407A、B进行加热，进E407A/B 之前设置流量控制阀以调节热媒水温度；另一路热媒水换热器先经过抽出液塔顶两台并联换热器E214A/B加热后，再至重芳烃塔换热器E120 进行加热，该路热媒水同样设置进E214A/B总流量控制阀来调节热媒水温度；两路热媒水汇合后出装置。芳烃联合装置外围设置有热媒水站、热媒水泵实现热媒水循环，产出热媒水为分公司异丁烷装置、低温热工区提供热源，也可通过溴化锂制冷机组为分公司Ⅲ催化装置提供冷源。芳烃联合装置内部热媒水流程及设计参数，分别如图2及表2所示。

以邻二甲苯塔顶热媒水工艺为例，介绍3 台精馏塔顶热媒水取热工艺。邻二甲苯塔顶工艺介质挥发气分成两路进行冷却：一路塔顶气经过原A402四台空冷流程进行冷却，该路管线空冷入口新增控制阀调节空冷入口介质流量，安装电动阀辅助调节空冷入口流量；另一路塔顶气至新增热媒水换热器E407A/B进行冷却，进E407A/B之前同样设置控制阀来调节流量，热媒水工艺介质侧出口增设在线水分析仪AI4002监测热媒水漏量。100℃热媒水进装置后，经E407加热后，再与重芳烃塔顶出热媒水混合后出装置。邻二甲苯塔塔顶低温热利用改造流程如图3所示。

图2 芳烃联合装置热媒水流程

表2 低温热媒水设计参数

2.2 低温热利用实施效果

2020年1月装置重新开工后，抽出液塔、邻二甲苯塔及重芳烃塔塔顶产出热媒水供其他装置正常使用。根据分公司现有热媒水管线流程及下游热媒水用户实际需求，芳烃联合装置供出热媒水未达到设计最大流量。运行稳定后，热媒水系统热水产出可达1 090 t/h，装置进热媒水温度103℃较设计高3℃，出水温度135℃与设计一致。

3台塔精馏塔顶共计停运35 kW空冷风机3台，每小时可节约电力约105 kW·h。按照当前热媒水供出量，以60%热媒水热量回收率计算，可节能：

4.2×103×1090（热媒水量）×32（温差）/41.8×60%/84（对二甲苯小时平均产量）/1 000=25.03（kgEO/t PX）。

图3 邻二甲苯塔低温热媒水改造流程

3 异构化热高分工艺运用

异构化单元原设计为冷高分流程，存在先冷却后再加热的不合理用能现象。同时，异构化反应空冷夏季时冷却能力受限，对装置满负荷运行也构成了威胁[2]。热高分工艺可降低异构化反应产物空冷器负荷，又可避免反应产物液相部分先冷却再加热的不节能流程；另外，还可将原先用于加热这股冷态物料的吸附进料的热量用于成品塔底热源，替代原二甲苯塔底热油，从而降低二甲苯塔重沸炉燃料气用量。

3.1 新增热高分工艺流程

2019 年10—12 月，异构化单元冷高分流程改为热高分流程，装置新增热高分罐V302，将原先高分泵P302A/B移至V302底作为热高分罐底出口泵，并新增冷高分泵P306A/B。新增热高分工艺流程如图4所示。

图4 异构化反应热高分流程

3.2 节能效果分析

2020年1月装置开工，异构化反应压力、氢烃比等关键参数调整稳定后，热高分罐V302 入口温度为107℃，较改造前直接进空冷A301 冷却温度98℃上升9℃。异构化板换E301热端温差33℃，板换两侧压降分别为31和32 kPa，与改造前同负荷下相近。100%相同异构化进料负荷工况下，热高分工艺异构化反应器出口、板换至冷高分罐管路压降为0.08 MPa，与改造前反应器出口、板换至高分罐压降0.07 MPa相近。

反应系统停开2台35 kW异构化反应空冷A301，减去新增冷高分泵P306 电耗，每小时可节约电力50 kW·h。同时，吸附单元成品塔底改为吸附进料加热后，可降低二甲苯塔底热源量8.0 MW，减去由于异构化进料换热网络改变增加的0.11 t/h反应炉燃料，综合计算后二甲苯塔塔底燃料气用量降低约0.54 t/h。

4 新型三剂应用效果分析

2019 年10-12 月，芳烃联合装置吸附剂更换为最新一代RAX-4000，替代原ADS-27 催化剂，RAX-4000与ADS-27装填数据对比如表3所示。

从表3可以看出，RAX-4000较ADS-27装填密度、装填量、装填效率、选择性体积比率均有所上升。装填效率上，RAX-4000为98.2%，较ADS-27 略高出0.2 百分点；选择性孔体积比率，RAX-4000为14.6%，较ADS-27略高出0.1百分点。换剂后装填体积相同，在精馏单元分离精度允许的前提下，吸附单元可提升至110%负荷运行。因此，使用RAX-400吸附剂后PX产量较ADS-27提升明显。

在吸附塔100%负荷工况下，RAX-4000 剂PX产品收率可达98.8%，较原ADS-27 剂PX 产品收率，高出0.4百分点，对二甲苯增产0.34 t/h。相同负荷下可有效降低解吸剂循环量，从而降低芳烃联合装置吸附精馏塔热负荷，降低二甲苯循环回路各项公用工程消耗。目前，RAX-4000吸附剂工况下，芳烃联合装置吸附单元解吸剂/进料比为1.04，较ADS-27工况的1.22下降明显。换为RAX-4000后当月芳烃联合装置同负荷下由于增产对二甲苯、降低二甲苯循环量，降低了公用工程消耗，装置能耗降低4～6 kgEO/t PX。

表3 两种吸附剂装填数据对比

5 结论

通过不断从装置用能现状开展技术分析并有序进行各项新型节能降耗手段的研究、实践，同时有效控制生产运行风险，金陵芳烃联合装置节能降耗取得了一定成果，同时也促进了分公司经济效益的提升。面对国内芳烃生产效率不断提高、产能不断扩大、竞争日趋激烈的情况，芳烃联合装置需继续从挖掘抽余液塔顶低温热量、探寻三剂最优操作参数、持续提高加热炉炉效等多方面着手落实节能降耗目标。