大型對二甲苯裝置的節能設計與優化

張 方 方

(中國石化工程建設有限公司，北京 100101)

隨著市場對化工原料需求的不斷增長，越來越多的煉油企業選擇煉化一體化的原油加工方案。對二甲苯裝置作為連續催化重整裝置(簡稱重整裝置)的下游裝置和聚酯產品的原料生產裝置，成為了煉化一體化原油加工方案的核心裝置。目前，新建的10Mt/a級煉化企業中，對二甲苯裝置的單套產能多數在1.50Mt/a以上。對二甲苯裝置的原料主要來自重整裝置的C6+重整生成油、乙烯裝置的甲苯和C8+芳烴等；其產物主要有對二甲苯、苯、鄰二甲苯等，可以作為產品直接外賣，也可以作為下游化工裝置的原料，進一步轉化成高附加值產品。

本課題以某企業1.50Mt/a對二甲苯裝置的設計為例，綜合分析該裝置中各單元的能耗分布及采用節能設計對裝置能耗的影響；進而，結合對二甲苯裝置的特點，深入探討提高加熱爐熱效率、優化低溫熱利用方案等措施對降低裝置能耗的重要性，為進一步提高裝置經濟性、降低操作成本、增強對二甲苯產品的市場競爭力提供參考。

1 裝置簡介

某煉化一體化項目擬以重整裝置生產的C6+重整生成油和乙烯裝置生產的甲苯及裂解汽油C8+餾分為原料，生產對二甲苯、苯、混合二甲苯等芳烴產品，因此擬新建1.50 Mt/a對二甲苯裝置，其流程示意見圖1。由圖1可知，該裝置包括芳烴抽提、歧化、苯-甲苯分離、對二甲苯分離、二甲苯異構化、二甲苯分餾等6個工藝單元。其中，芳烴抽提單元主要包括抽提塔和溶劑回收塔等設備，采用環丁砜萃取精餾工藝；歧化單元主要包括重芳烴塔、歧化穩定塔、歧化汽提塔、歧化反應器、循環氫壓縮機、重芳烴塔重沸爐、歧化進料加熱爐等設備，采用TransPlus 5工藝；苯-甲苯分離單元包括苯塔、甲苯塔等設備，采用精餾工藝；對二甲苯分離單元包括吸附塔、抽出液塔、抽余液塔、成品塔、解吸劑再蒸餾塔、蒸汽升壓系統等設備，采用Eluxyl對二甲苯吸附分離工藝；二甲苯異構化單元包括異構化反應器、循環氫壓縮機、脫庚烷塔等設備，采用Xymax2乙苯脫烷基工藝；二甲苯分餾單元包括重整油分餾塔、二甲苯塔、脫烯烴反應器、裂解汽油脫重組分塔等設備，采用精餾工藝。此外，這6個工藝單元共用一套公用工程系統，包括儀表風系統、氮氣系統、循環水系統、蒸汽系統等。綜上，該對二甲苯裝置屬于大型聯合裝置，設備眾多，包括12臺反應器、19套精餾塔、6臺加熱爐、6臺壓縮機、107臺換熱器、176片空氣冷卻器(簡稱空冷器)、131臺泵等，合計約722臺(套)設備。

圖1 舉例裝置工藝流程示意

擬建對二甲苯裝置6個工藝單元的原料處理量及整套裝置的物料平衡數據分別見表1和表2。

表1 對二甲苯裝置各工藝單元的原料處理量

表2 對二甲苯裝置的物料平衡數據

2 對二甲苯裝置能耗分布

對二甲苯裝置由于設備眾多、流程復雜，其燃料、蒸汽、電等消耗量很大，是企業的能耗大戶。該裝置的總能耗情況見表3；其各工藝單元的能耗情況見表4。其中，能耗計算指標依據國家標準GB/T 50441—2016《石油化工設計能耗計算標準》。

表3 對二甲苯裝置總能耗情況

從表3可知：燃料氣消耗在整套對二甲苯裝置的能耗中占比最大，為68.27%；其次是電能消耗，占比為19.66%；蒸汽消耗位列第三，占比為10.22%。因此，對二甲苯裝置節能的努力方向主要在于控制燃料、電和蒸汽消耗。

從表4可以看出，按年開工時數8 400 h計算，該1.5 Mt/a對二甲苯裝置的能耗以對二甲苯產品計為10 824.3 MJ/t，其中對二甲苯吸附分離、二甲苯異構化、二甲苯分餾3個工藝過程的能耗共為5 190.9 MJ/t，在整個流程中能耗占比最大，達48.0%。相對來說，其他單元能耗占比較低，如芳烴抽提單元能耗占比為11.9%，歧化單元能耗占比為15.7%，苯-甲苯分離單元能耗占比為25.1%。

表4 對二甲苯裝置各單元能耗情況

3 裝置節能設計

3.1 全裝置能耗分析

在“碳中和、碳達峰”的“雙碳”背景下，進一步降低石油、石化企業的能耗勢在必行。對于一個原油加工能力為15 Mt/a的煉化一體化企業，規模為1.5 Mt/a對二甲苯裝置的燃料消耗占全廠燃料消耗的30%以上；對二甲苯裝置中壓縮機、重沸器等蒸汽用戶多，涉及高壓、中壓、低壓及低低壓蒸汽，同時裝置內還設置多臺蒸汽發生器，與全廠蒸汽平衡方案關聯度非常高。因此，降低對二甲苯裝置的能耗對全廠節能降耗至關重要。

表5為不同時期設計的對二甲苯裝置(編號分別為裝置1～裝置4)中對二甲苯分離、二甲苯異構化(采用乙苯轉化為對二甲苯技術)、二甲苯分餾等3個單元的設計能耗。從表5可以看出：對二甲苯裝置由于原料來源、產品方案及產品質量要求不同，會導致其在工藝選擇、裝置設置、流程長短等方面的差異；不同的公用工程條件，不同的系統配套設施也會使對二甲苯裝置的水、電、汽、風等公用工程消耗差別顯著。因此，不同對二甲苯裝置間的能耗差別很大，但是隨著生產工藝的優化和設計水平的提高，新設計的對二甲苯裝置3個單元的產品能耗呈逐漸下降趨勢[1]，總體上越來越節能。

表5 不同時期設計的對二甲苯裝置中3個主要單元的設計能耗

表6為不同時期設計的對二甲苯裝置及本研究舉例裝置的加熱爐熱效率和節能措施。由表6可以看出：隨著綠色、低碳、節能、減排的要求越來越嚴格，優化對二甲苯裝置設計對于其實現節能有重要意義；在新對二甲苯裝置的設計上，越來越重視提高加熱爐熱效率、優化低溫熱利用等節能措施，使新建對二甲苯裝置的能耗越來越低。本研究舉例裝置通過改進加熱爐設計、優化低溫熱利用方案等一系列的節能措施，使對二甲苯分離、二甲苯異構化、二甲苯分餾等單元的設計產品能耗僅為5 190.9 MJ/t。與同類裝置相比，能耗顯著降低，能耗水平國內領先。

表6 不同時期設計的對二甲苯裝置加熱爐熱效率和節能措施

3.2 加熱爐優化設計

燃料消耗在對二甲苯裝置能耗中的占比最大，因此降低加熱爐的排煙溫度、提高加熱爐的熱效率、減少燃料消耗是對二甲苯裝置降低能耗的首要措施。目前，多數國內同類裝置是基于加熱爐熱效率為92%設計的；而舉例裝置在保證工藝平穩運行的基礎上，最大限度地回收煙氣余熱，加熱爐設計基于“95+”的設計技術，使加熱爐熱效率超過95%，能耗指標達到國內領先水平[2]。

舉例裝置包括3臺二甲苯塔重沸爐(A，B，C)、1臺重芳烴塔重沸爐、1臺歧化反應加熱爐、1臺異構化反應加熱爐和2套煙氣余熱回收系統。其中，二甲苯塔重沸爐、歧化反應加熱爐、異構化反應加熱爐為立式加熱爐，重芳烴塔重沸爐為輻射-對流型圓筒爐。加熱爐對流段煙氣經余熱回收系統處理后通過煙囪排至大氣中。表7為舉例裝置加熱爐的設計熱負荷及燃料消耗情況。從表7可以看出，該裝置中各加熱爐的設計熱負荷總和為348.209 MW，燃料消耗量總和為28.336 t/h，燃料利用率明顯高于同類裝置。

表7 舉例裝置加熱爐的設計熱負荷與燃料消耗情況

在舉例裝置設計時，加熱爐提供的熱量在加熱自身的工藝物料外，其對流段的余熱優先用于其他工藝物料的加熱。例如：二甲苯塔重沸爐對流段余熱用于加熱異構化單元物料，歧化反應加熱爐和異構化反應加熱爐對流段余熱用于加熱塔底重沸物料等；對流段煙氣在加熱工藝物料后，利用先進的回收技術對余熱進行回收，使加熱爐的排煙溫度大幅降低至85 ℃后由煙囪排放。經過以上優化設計，加熱爐熱效率可達95%以上。

以舉例裝置的熱負荷為例，若加熱爐熱效率基于92%設計，則對應的燃料消耗為29.265 t/h，比加熱爐熱效率基于95%設計時多消耗天然氣燃料7 800 t/a。若天然氣價格按3 000元/t計算，則加熱爐熱效率基于95%設計時比基于92%設計可節省燃料費用2 340萬元/a，經濟效益顯著。

3.3 低溫熱利用方案優化

對二甲苯裝置流程長、循環物料多、分餾塔多，因而塔頂冷凝器交換熱量也多。大部分冷凝交換低溫余熱因品位較低(80～150 ℃)，難以在裝置內部得到利用，只能采用空冷器或水冷卻器(簡稱水冷器)冷卻。因此，對二甲苯裝置能耗高，低溫熱得不到有效利用是重要原因之一[3]。

3.3.1 低溫熱發生蒸汽方案優化

基于低溫熱難以有效利用的問題，在舉例裝置的設計過程中嘗試將低溫余熱用于發生蒸汽。舉例裝置共有107臺換熱器，26個蒸汽用戶，因而設置了高壓(3.5 MPa)、次高壓(1.8 MPa)、中壓(1.2 MPa)、低壓(0.6 MPa)4個等級蒸汽管網，滿足各種加熱物料的需求。這4個壓力等級的蒸汽管網間設有降溫減壓器，用于平衡管網間的蒸汽用量波動，保證用戶平穩利用蒸汽。裝置內的蒸汽缺口由界區外來的3.5 MPa蒸汽給予補充，這樣也為全裝置蒸汽管網的穩定提供了保障。在正常操作時，僅需界區外補充53.6 t/h的3.5 MPa蒸汽即可滿足舉例裝置的蒸汽需求。

抽余液塔和抽出液塔是對二甲苯裝置中的2個大型精餾塔，進料組成波動小，操作相對穩定，不生產最終產品，塔頂冷凝熱多，非常適合發生穩定的蒸汽，由此給蒸汽管網帶來的波動可控。當然，蒸汽發生器的設計非常關鍵，通過結構性優化保證蒸汽不會進入工藝介質的方案已經得到工業應用并運行多年[4]。

(1)針對對二甲苯裝置中的抽出液塔，常規設計采用空冷器冷卻塔頂物料，操作壓力為0.03 MPa，溫度為148 ℃左右；優化設計采用加壓操作方案，操作壓力調整至0.49 MPa，塔頂溫度升至219 ℃左右。優化設計后，抽出液塔塔頂冷凝交換熱可以發生1.2 MPa蒸汽，蒸汽量為89.2 t/h，滿足裝置內甲苯塔蒸汽重沸器、脫庚烷塔蒸汽重沸器等3個用戶使用。

(2)針對對二甲苯裝置中的抽余液塔，優化設計同樣采用加壓操作方案，操作壓力由常規設計的0.03 MPa調整至0.23 MPa，塔頂溫度由常規設計的150 ℃左右升至190 ℃左右。優化設計后，抽余液塔塔頂冷凝交換熱可發生0.6 MPa蒸汽，蒸汽量為254.2 t/h，可滿足裝置內歧化循環氫壓縮機、重整油分餾塔進料蒸汽加熱器、歧化穩定塔蒸汽重沸器、歧化汽提塔重沸器、苯塔蒸汽重沸器、異構化汽提塔蒸汽重沸器等6個用戶使用需求，消耗蒸汽量約為145.7 t/h；其余約108.5 t/h的蒸汽送至蒸汽壓縮系統提高蒸汽品質，為更多用戶提供熱量。

因此，通過優化舉例裝置精餾塔操作參數設計，利用塔頂冷凝交換熱發生低壓蒸汽，為裝置內多個蒸汽用戶提供熱源，大大提高了低溫熱的利用效率，減少了空冷器的使用臺數，對二甲苯裝置的節能降耗作用明顯。

3.3.2 蒸汽壓縮系統設計

在常規設計中，芳烴抽提單元常將3.5 MPa蒸汽降溫減壓后用于塔底重沸器加熱物料，而白土精制塔進料加熱器常采用3.5 MPa蒸汽或高溫工藝物料進行加熱。

優化低溫熱發生蒸汽設計后，為充分利用抽余液塔塔頂冷凝交換熱發生的0.6 MPa蒸汽，舉例裝置特別設計了蒸汽壓縮系統，采用三段離心式蒸汽壓縮機將富余蒸汽升壓至1.8 MPa，滿足抽提蒸餾塔重沸器、非芳烴溶劑回收塔重沸器、回收塔重沸器、溶劑再生塔重沸器、重整油白土塔蒸汽加熱器、歧化穩定塔白土塔進料加熱器、抽提混合芳烴白土塔進料蒸汽加熱器、脫庚烷塔蒸汽加熱器、異構化白土塔進料蒸汽加熱器等9個用戶使用。

蒸汽壓縮系統的設計讓裝置自產的低壓蒸汽轉化為次高壓蒸汽，替代原有外來高壓蒸汽，讓更多加熱設備多了一種蒸汽熱源選擇[5]。

3.3.3 熱水制冷方案設計

在舉例裝置中，重整油分餾塔塔頂溫度約為131 ℃，其余熱部分由除鹽水冷凝回收。根據用戶需要，換熱后除鹽水的溫度約為110 ℃，產出量約為746.2 t/h。換熱后的除鹽水由裝置外的制冷單元制冷，得到溫度為5 ℃的冷凍水。這部分冷凍水除滿足對二甲苯裝置用量(268.8 t/h)外，其余供應其他冷凍水用戶。

根據用戶需要，舉例裝置只回收了部分低溫余熱，制備了產量為746.2 t/h的110 ℃熱水，用于生產5 ℃的冷水。如果進一步提高熱水的產出，預計產出量可超過1 200 t/h。此外，隨著熱水制冷技術的進步，對二甲苯裝置分餾塔塔頂余熱用于熱水制冷的方案將會服務于更多用冷裝置，對二甲苯裝置的能耗會進一步降低。

3.3.4 其他優化設計

(1)舉例裝置在二甲苯異構化單元采用乙苯轉化為苯技術。與乙苯轉化為對二甲苯技術相比，乙苯轉化為苯的單程轉化率更高，可使裝置循環進料中的乙苯含量大幅下降，從而明顯降低對二甲苯分離、C8芳烴異構化、C8芳烴分離等裝置的處理量，大幅降低裝置能耗。例如：當異構化反應循環進料中乙苯質量分數從16.7%降至12.6%時，生產對二甲苯的能耗可降低536.7 MJ/t[6]。

(2)舉例裝置的對二甲苯產量為1 500 kt/a、苯產量為694.6 kt/a、混合二甲苯產量為254.7 kt/a。其中，生產混合二甲苯的能耗約為242.8 MJ/t。此外，作為舉例裝置原料之一的裂解汽油C8+餾分有217.4 kt/a，其中不適合歧化的重芳烴組分為30.2 kt/a，而脫除這部分重芳烴組分的能耗約為221.9 MJ/t。上述兩項能耗合計為464.7 MJ/t。與同類對二甲苯裝置相比，這部分能耗屬于舉例裝置的額外能耗；若不考慮這部分能耗，對二甲苯分離、二甲苯異構化、二甲苯分餾等3個單元的產品能耗僅為4 726.2 MJ/t，說明其優化節能設計效果更好。

4 結 論

優化設計對二甲苯裝置內大型精餾塔的操作條件、充分利用塔頂冷凝交換熱、深度整合裝置低溫熱利用方案，對裝置節能降耗作用顯著。

舉例裝置基于“95+”的技術改進加熱爐設計，最大限度地回收煙氣余熱，使加熱爐熱效率超過95%，明顯高于常規設計值(92%)，可節省燃料費用2 340萬元/a；通過采用低溫熱發生蒸汽技術，1.2 MPa蒸汽產出量為89.2 t/h、0.6 MPa蒸汽產出量為254.2 t/h，而且余熱采用蒸汽壓縮后可得1.8 MPa蒸汽，滿足多個蒸汽用戶需求；采用低溫熱制熱水，可制得的110 ℃熱水量為746.2 t/h，通過提高熱水產出量及利用先進熱水制冷等技術，制備的冷凍水除滿足裝置自身需求外，還可服務于更多的用冷裝置；通過整體優化設計，使對二甲苯分離、二甲苯異構化、二甲苯分餾3個單元的產品能耗僅為5 190.9 MJ/t，與同類裝置相比大幅降低。

綜上所述，通過優化設計對二甲苯裝置的操作條件和采用高效、環保的節能措施，對二甲苯裝置越來越節能。