二甲苯装置能效提升优化措施及效果

胡 珺，厉 勇，陈建兵，高 明

(中国石化大连石油化工研究院，辽宁 大连 116045)

对二甲苯(PX)是石化工业重要的基本有机原料之一，主要用于生产精对苯二甲酸(PTA)或对苯二甲酸二甲酯(DMT)，PTA或DMT再和乙二醇反应生成聚对苯二甲酸乙二醇酯(即聚酯，PET)，进一步加工纺丝生产涤纶纤维和轮胎工业用聚酯帘布，还可制成聚酯瓶、聚酯膜、塑料合金及其他工业元件等[1]。中国目前是世界上最大的PX生产国，随着PX产能的持续扩张，预计到2024年，中国PX产能将突破50 Mt/a[2]。

芳烃联合装置的二甲苯装置主要以来自催化重整(简称重整)单元、歧化和烷基转移单元以及乙烯装置的C8芳烃(C8A)为原料[3]，通过异构化反应和相应的分离手段来生产高纯度的PX产品，贫PX的C8A在系统循环重新进行异构化反应。目前，已相继开发了增产PX产品的新技术[4-7]。尽管如此，作为典型的高能耗装置，PX装置中燃料消耗在总能耗中占比最大，为90%左右[8]，具有较大的节能空间。一些学者针对二甲苯装置的优化节能进行了研究，提出了装置能量优化、加工方案优化及减排设计等[9]，将新型换热设备应用于二甲苯装置[10-12]，同时对低温热资源利用进行了分析与思考[13-15]。

本课题以制约二甲苯装置能效提升的共性问题为切入点，优化二甲苯装置换热流程，降低二甲苯塔再沸炉燃料气消耗；建立新型缠绕管换热器设计计算模型，解决传统缠绕管换热器计算模型对壳程相变过程计算精准度差的技术难题，提升设计精度；系统设计芳烃装置低温热回收网络系统，显著降低装置能耗。

1 PX装置工艺流程

中国石化某分公司(简称A公司)二甲苯装置的PX产能为225 kt/a，采用UOP公司的工艺技术，由二甲苯分馏、吸附分离及异构化3个单元组成，原料为来自歧化单元的C8A和重整单元的C8A，主要产品为纯度(w)为99.8%的PX。该二甲苯装置的工艺流程如图1所示。装置换热流程主要存在以下不足：①成品塔再沸器热源为二甲苯塔塔底物料，此外还需要消耗外部热源(即二甲苯塔再沸炉燃料气)；②脱庚烷塔进料温度偏高，导致大量热量从塔顶损失掉；③白土吸附塔出料进二甲苯塔的进料温度偏低，脱庚烷塔塔底液高品位热量未得到高效利用；④吸附分离进料的高品位热量未得到高效利用；⑤脱庚烷塔塔顶气直接被空气冷却器(空冷器)冷却，热量没有被充分利用。上述因素导致二甲苯装置换热流程不够优化，装置能耗偏高。

图1 A公司二甲苯装置的工艺流程

2 二甲苯装置换热流程优化

2.1 换热流程设计思路

针对二甲苯装置换热流程存在的不足和部分塔器进料温度未优化等问题，提出了二甲苯装置深度热集成换热流程技术，内容包括：①取消成品塔再沸器对外部热源的消耗，利用吸附分离进料的热量作为成品塔再沸器的热源，换热流程更改为吸附分离进料首先作为成品塔再沸器热源，然后再与脱庚烷塔进料换热降至177 ℃后进吸附分离单元；②优化脱庚烷塔进料换热流程，充分回收工艺物流的热量。

其中，①采用热高压分离(高分)工艺时，脱庚烷塔进料为热高分罐和冷高分罐罐底液的混合物，温度约为90 ℃，换热流程为：高分液首先与异构化反应进料换热，然后与脱庚烷塔塔底液换热，最后与吸附分离进料换热后进入脱庚烷塔；②采用冷高分工艺时，脱庚烷塔进料为冷高分罐罐底液，温度为40 ℃，换热流程为：高分液首先与异构化反应进料换热，然后与脱庚烷塔塔顶气换热，再与脱庚塔塔底液换热，最后与吸附分离进料换热后进入脱庚烷塔；③脱庚烷塔塔底物料先与白土吸附塔出料换热，再与白土吸附塔进料换热，提高白土吸附塔出料进二甲苯塔进料温度。

2.2 优化的换热流程

以A公司二甲苯装置为研究对象，该装置异构化单元采用冷高分工艺，优化后的换热流程如图2所示。与优化前相比，区别在于：①二甲苯塔塔顶气作为热源，分别经抽出液塔重沸器和抽余液塔重沸器进行换热，一部分冷凝液返回二甲苯塔，另一部分冷凝液作为热源，先后经过成品塔再沸器Ⅱ和换热器Ⅲ，进入吸附分离单元模拟移动床；②气液分离罐罐底液先后经换热器Ⅰ、换热器Ⅴ、换热器Ⅱ、换热器Ⅲ，分别与异构化反应进料、脱庚烷塔塔顶气、脱庚烷塔塔底出料、吸附分离进料换热，然后进入脱庚烷塔；③脱庚烷塔塔底出料分别经换热器Ⅳ和换热器Ⅱ，先后与白土吸附塔出料和脱庚烷塔进料换热后，进入异构化白土吸附塔去除不饱和烃，白土吸附塔出料与脱庚烷塔塔底出料换热提温后进入二甲苯塔进行分离。

图2 A公司二甲苯装置的优化工艺流程

2.3 应用效果

A公司于2019年6月完成深度热集成换热流程技术改造并开车成功，工业运行结果表明，脱庚烷塔进料温度由216 ℃降到194 ℃，脱庚烷塔塔底液换热后进二甲苯塔的温度由200 ℃升到204 ℃。二甲苯塔再沸炉燃料气消耗量降低0.33 t/h，装置综合能耗降低464.6 MJ/t。

3 新型缠绕管换热器设计计算

国内已建成的二甲苯装置异构化反应进出料换热器普遍采用板壳式换热器，有个别老装置采用列管式换热器，存在的主要问题是：反应进出料换热器热端温差较高，对反应产物热回收程度低，导致反应进料需要加热炉补充较多的热量。

缠绕管换热器是一种传热效率较高的新型换热器技术，物料冷凝或沸腾时流动受管束阻滞影响大，特别是壳程冷凝时，液体组分流速和气体组分流速差别大。而现有的缠绕管换热器计算模型在计算过程通常把壳程径向截面处介质按均相处理，对于壳程存在相变过程时的计算误差较大，导致缠绕管换热器整体设计偏差较大。因此，开发新型缠绕管换热器计算模型，提高换热器的设计精准度，是加快缠绕管换热器技术推广应用的技术关键。

3.1 传质传热独立计算的壳程传热模型

将换热器中缠绕的螺旋管视为一个大单元，一个大单元以缠绕直径为单位划分为Nr个管程，再将每个管程划分为n个管束单元，整个螺旋管可以组成矩阵(j×i)。其中：j为管程编号(j=1，2，3，…，Nr)；i为管束单元编号(i=1，2，3，…，n)。对每个管束单元进行热力学计算，求解每个管束单元的气体温度变化量(dtp)、湿气体百分率变化量(dw)、气体焓值变化量(dia)和液体温度变化量(dtw)，上一管束单元计算结果中的湿气体百分率(w)、气体焓值(ia)、凝液量(mw)和凝液温度(tw)作为下一管束单元的输入条件，前一管束单元计算的tp结果作为后一管束单元的输入条件。

根据能量守恒定律和质量守恒定律，可以得到如下关联式。

(1)

(2)

(3)

通过上述关系式组，将气体传质过程和液膜传热过程单独计算，从而可以解决组分滑移问题和不凝气气膜问题。

3.2 壳程气体的传质系数

根据传质系数经验公式建立壳程传质关联式。

(4)

式中：Ga为单位面积气体有效质量流量，kg/(h·m2)；Gw为单位面积凝结液有效质量流量，kg/(h·m2)；a，b，c为待确定常数。

单位面积气体有效质量流量Ga的计算式如下：

(5)

式中：ma为壳程气体质量流量，kg/h；Sc为壳程气体有效接触面积，m2。

单位面积凝结液有效质量流量Gw的计算式如下：

(6)

式中：mw为凝结液质量流量，kg/h；lt为凝结液有效接触长度，m；Wt为凝结液有效接触宽度，m。

3.3 壳程液膜的传热模型

建立缠绕管换热器壳程凝结液膜传热关联式如下：

(7)

式中：Nu为壳程努塞尔数；Rel为壳程凝结液雷诺数；Pr为壳程普兰特数；d，e，f，g为待确定常数。

3.4 壳程冷凝传热试验及结果分析

建立缠绕管换热器传热试验装置，模拟异构化换热物料组成，获取试验数据，并对传质关联式(4)和传热关联式(7)中的常数进行拟合，得到相关常数拟合结果如表1所示。

表1 相关常数拟合结果

模拟4组异构化换热物料组成进行4种工况条件下的壳程冷凝传热试验，分别将新型模型的传热系数计算值与试验值进行对比，并同时将传统模型(马提内利关联式模型)[16]的传热系数计算值与试验值进行对比，结果见图3。

图3 传热模型计算值与试验值的对比

从新型模型计算值和传统模型计算值与试验值的对比结果可以看出，当缠绕管换热器壳程存在相变时，采用本研究所开发模型的计算值与试验值吻合度较高，二者偏差在10%以内，满足工程需要；而采用传统模型的计算值与试验值偏差较大，部分数据偏差达到60%。可见，本研究开发的新型缠绕管换热器壳程传质、传热独立计算模型能够解决传统缠绕管换热器计算模型存在的对相变过程适应性差、计算准确度低、进而导致缠绕管换热器设计精准度差的技术难题，显著提高了缠绕管换热器的设计精准度。

3.5 应用效果

A公司于2015年8月采用高效缠绕管换热器替换原列管式换热器，缠绕管换热器的设计过程采用新开发的计算模型。改造时原换热器框架利旧并进行局部改造和加固，新增换热器进料过滤器，局部改造换热器进出料配管。缠绕管式换热器壳程介质为异构化反应产物，管程介质为异构化反应进料，换热器设计参数如表2所示。

表2 改造前后相关设备的主要设计参数

由表2可知：在体积相差不大的外壳内，采用新型模型设计的缠绕管式换热器的换热面积约为原换热器的2.5倍；与采用传统模型设计的缠绕管式换热器相比，采用新型模型设计的缠绕管式换热器的设备尺寸更小，设备价格降低16.1%，总投资减少16.6%。A公司二甲苯装置的异构化混合进料换热器采用高效缠绕管式换热器改造后，换热器实际热端温差由59 ℃降低至28 ℃，热负荷比原换热器增加5.45 MW，异构化反应进料加热炉燃料气消耗量降低0.54 t/h，能耗降低761.9 MJ/t。此热端温差与表2中的设计值一致，证明了新型模型的可靠性。

4 二甲苯装置低温热高效回收

传统工艺中，芳烃装置分馏塔塔顶低温气均采用空气冷却的方式进行冷却，不仅造成巨大的热量浪费，而且在夏季高温季节冷却效果不佳会给装置平稳操作带来困难。这些低温余热中，抽出液塔和抽余液塔塔顶低温热占比较大。对于近常压操作的抽出液塔和抽余液塔而言，在采用热媒水回收其塔顶低温热时存在因热媒水内漏带来的工艺风险，且利用抽余液塔塔顶低温热的风险要高于利用抽出液塔塔顶低温热的风险。鉴于此，首先开展了抽出液塔塔顶低温热安全高效利用技术方案研究，在此基础上开展了芳烃装置低温热综合利用研究。

4.1 抽出液塔低温余热安全高效回收

为消除采用热媒水回收抽出液塔塔顶低温热时可能存在的工艺风险，经过技术比选，制定了以高效板式换热器、水含量在线分析仪以及相应安全控制方案为技术关键的抽出液塔塔顶低温热回收技术方案。

(1)全激光焊接高效板式换热器。采用全激光焊接高效板式换热器回收抽出液塔塔顶油气热量。该板式换热器传热系数高，对数平均温差大，占地面积小，内漏风险低，换热器各板片间全激光焊接，具有较强的抗应力疲劳性能、设备质量和安全可靠性高。

(2)水含量在线分析仪。为消除热媒水与抽出液塔塔顶油气换热时存在的内漏风险，在塔顶馏出物进入回流罐前和回流泵后各增加一套水含量在线分析仪，实时监控塔顶馏出物中水含量的变化，一旦水含量超标，及时把板式换热器从系统切出，确保吸附分离单元吸附剂的绝对安全。

(3)开停工方案与应急操作预案。抽出液塔塔顶油气首先进入全焊接板式换热器换热，再经与板式换热器串联的空冷器冷却进入回流罐。正常工况下，空冷器仅部分运行，利用热媒水控制换热后塔顶油气温度，油气再经空冷器冷却。若水含量在线分析仪检测到板式换热器热媒水、除氧水或除盐水发生泄漏，则控制板式换热器副线阀门全开，空冷器全部运行，抽出液塔塔顶油气全部经过板式换热器副线进入空冷器进行冷却。吸附分离单元开工时，抽出液塔塔顶介质全部经过板式换热器副线，待装置运行平稳后，将抽出液塔塔顶油气经过板式换热器回收油气低温余热；吸附分离单元停工时，抽出液塔塔顶油气全部经过板式换热器副线，然后进行装置停工。

4.2 芳烃装置低温余热回收利用途径

根据物料流量及温位情况，利用分馏塔塔顶油气热量在芳烃装置可以发生多股热水。考虑到芳烃装置的工艺特点及装置布局，可以采用以下方案实现低温余热回收耦合利用：①将装置中分馏塔塔顶油气用于直接加热除盐水、除氧水，实现多产蒸汽和节电的目的；②建立热媒水管网，将热媒水送至工艺热阱或者热电站加热产汽所用除盐水等进行利用；③将热量外送，作为热源替代低压蒸汽。

结合工艺条件和装置现场布置情况，考虑到分馏塔塔顶低温热回收过程可能存在因水介质内漏给平稳生产造成影响，所有分馏塔塔顶低温热回收过程均采用与抽出液塔塔顶低温热回收过程相同的技术方案。

4.3 应用效果

对A公司开展了芳烃装置低温余热综合利用技术研究，系统设计了低温余热回收技术改造方案，总体方案为：建立热媒水系统，热媒水回收分馏塔塔顶热量后送至热电站预热除盐水和送至三产企业做碳三、碳四分离系统的热源，降温后的热媒水返回热媒水罐。新增换热器采用全焊接板式换热器，同时在抽出液塔塔顶回流管线和空冷器出口管线上增设在线水含量分析仪，及时监控抽出液塔塔顶回流物料和冷凝物料中水含量的变化，同时制定开停工方案与应急操作预案，确保装置运行稳定、安全。

A公司于2019年6月完成芳烃装置低温余热回收系统改造并开车成功，各相关设备(板式换热器)的主要操作参数如表3所示。由表3可以看出，装置改造后共计有效回收利用的热负荷为29.56 MW，可使能耗降低1 892.1 MJ/t。

表3 板式换热器的主要操作参数

5 芳烃二甲苯装置能效提升技术工业应用效果

A公司分别于2015年和2019年完成二甲苯装置深度热集成换热流程技术、新型缠绕管式换热器技术以及二甲苯装置低温热高效回收技术改造并开车成功，工业应用效果如表4所示。由表4可以看出，改造后装置燃料气消耗总计降低0.87 t/h，回收低温热29.56 MW，装置综合能耗总计降低3 118.6 MJ/t，取得了显著的经济效益和社会效益。

表4 A公司工业应用效果

6 结 论

以制约二甲苯装置能效提升的共性问题为切入点，优化了二甲苯装置换热流程、建立了新型缠绕管换热器设计计算模型，并设计了二甲苯装置低温热高效回收网络系统，在中国石化A公司完成技术改造并开车成功。工业应用结果表明，装置燃料气消耗总计降低0.87 t/h，回收低温热29.56 MW，装置综合能耗总计降低3 118.6 MJ/t，实现了二甲苯装置的能效提升。