歧化装置的节能改造
杜成磊(青岛丽东化工有限公司，山东青岛266500)
摘要： 歧化装置的进料改为热进料，减少加热炉燃料气消耗，反应产物进入空冷前，设置高温分离罐，减少了降温再升温的物料流量，节约了能源。
关键词：歧化装置 热进料 高温分离罐 节能
Key word: Transalkylation, Hot feed, Hot separator, Energy saving.
作者简介：杜成磊(1970-)，男，工程师，一直从事石化生产技术管理工作，联系电话0532-86910201，邮件：duchenglei@lidongchem.com
一，引言
中国的能源储存虽然丰富，但是人均程度却相对较低，并且利用形势严峻，单位GDP能耗是世界平均水平的2.2倍，是美国的2.3倍，欧盟的4.5倍，日本的8倍［1］。对于一家企业来讲，能耗水平是其技术水平、管理能力的综合体现，是市场竞争力的重要组成部分。对于高耗能行业的石化企业，节能降耗则是降低成本、提高经济效益的重要手段。节能降耗，对企业、对社会，都有重要的现实意义。
二，工艺流程
青岛丽东化工有限公司芳烃联合装置采用美国UOP公司专利许可技术进行建设，主要包括石脑油连续重整、二甲苯模拟移动床吸附分离等装置，设计年产苯和甲苯40万吨，对二甲苯（PX）63万吨。重整反应中生成大量的副产品—重芳烃（C9芳烃和C10芳烃），歧化装置的作用就是将重芳烃和低经济价值的甲苯进行反应，转化为价格更高的苯和二甲苯，进而分离得到苯产品和对二甲苯（PX）产品，提高工厂的经济效益。该芳烃装置自2006年12月份开工，一直运行平稳，安全可靠。
在岐化装置的进料中，甲苯来自于甲苯塔塔顶回流罐，经过空冷器和水冷器由160℃降温到40℃，部分外送到罐区暂存，大部分与同样40℃的重芳烃混合，共同进入歧化进料缓冲罐。歧化进料泵将混合进料从缓冲罐底抽出，送往换热器，先经过E101，与稳定塔底的中温物料（150℃）换热，温度升高到93℃，然后与循环氢气混合，混合后温度为77℃，共同经过E-102与反应器出口的高温物料（390℃）换热，温度升高到330℃，然后进入进料加热炉，加热到反应所需要的温度385℃，进入反应器。在催化剂作用下，主要发生歧化反应和烷基转移反应，生成甲苯和各同分异构体平衡分布的二甲苯混合物。反应产物由反应器下部引出，在E-102与低温的原料换热后降温到145℃，由空冷E103冷却至42℃后进入分离罐进行气液分离，气相作为循环氢气由顶部引出，进入循环压缩机升压循环。液相经过换热器升温后进入稳定塔，从塔顶分离出副反应产生的轻组分，塔底224℃的物料，先后与稳定塔进料、反应器进料换热后，温度降低为90℃，再经过E202与白土塔出料换热升温到139℃，由高温蒸汽在E201进行加热升温到白土塔操作温度175℃，进入白土塔精制，然后送往苯塔进行分离。流程简图见图一。
三，改造方案
通过对流程的分析，发现主要的两个热能浪费点：1，甲苯由甲苯塔回流罐的160℃通过空冷器和水冷器降温到40℃，进入歧化反应器前还需要再次升温。如果能够直接将温度较高的甲苯引入歧化进料的升温流程，将能够提高换热后温度，减少加热炉负荷，节约燃料。2，歧化反应器出口的高温物料，经过E012换热后，为了能将反应产物和循环氢气分离，还需要空冷器从145℃降温到42℃进行气液分离，液相部分再升温才能进入稳定塔。如果可以减少或取消先降温再升温的物料量，或者将先降温再升温的幅度减小，都能减少从空冷散发的热量，节约能源，提高效益。
图一，改造前流程示意图
对于点1，进料缓冲罐的设计温度是160℃，设计压力是0.35Kpa。但是根据甲苯和重芳组成进行计算温度-蒸汽压，在0.35Kpa压力下，得到歧化进料泵的允许最高温度是120℃，超过这一温度将发生汽蚀现象，因此不能直接将未经冷却的甲苯引入。为保证装置运行平稳，改造设定以歧化进料缓冲罐操作压力不变，入口温度提高到90℃为目标，设计增加一路高温甲苯与现有甲苯混合，由温控回路分别对冷、热甲苯的流量进行调节，分程控制，保证混合物料不超温。
针对点2，如果循环氢气带油将对压缩机造成严重影响，必须保证循环氢气的分离效果，不高于42℃的分离温度必须满足。为此，在E-102换热器后设计增加了高温分离罐，先行分离出部分高温液相，其余的气相部分如原来的流程一样，进入反应产物空冷器E103冷却，然后进入分离罐，由顶部分离出循环氢气，而底部的液相则与高温分离罐分离出的部分反应产物一起进入E104，换热后进入稳定塔。
改造后的流程见图二。
图二，改造后流程示意图
四，改造实施
经过计算、设计后，在2013年秋季的停工大修期间，我们对歧化装置按照上述方案实施了节能改造，设备购置、安装工程等总费用为113万元。改造完成后，2014年2月开工运行，投用正常。
五，效果分析
改造后开工运行后，对现场设备运行状态、操作参数进行了分析计算，发现节能效果良好，主要体现在以下几处：
1．由于进料温度升高，以及E101热流温度的升高，经过换热器换热后，进入加热炉的进料温度也升高。在进料量140Kl/Hr、反应温度352℃的相同条件下，原料在加热炉入口的温度由平均由310℃提高到321℃，加热炉负荷降低，燃料气消耗减少。
2．部分物料不经过空冷器，直接进入E-104换热，换热后的温度即稳定塔进料温度得到提高，平均由135℃提高到161℃，塔底再沸器的负荷得以降低，高压蒸汽消耗减少。
3．稳定塔底物料换热后进入E201的温度升高，E201加热物料所需热量降低，高压蒸汽消耗减少。
4. 物料在分离罐中停留时间延长，气液分离效果变化，雾沫夹带减少，循环氢气纯度提高，密度降低，循环氢气压缩机消耗高压蒸汽减少。
5. 反应产物空冷器E103负荷降低，4台中的2台是冷后温度控制的变频电机，转速明显减慢，节约了电能。
6. 甲苯塔回流罐送出的甲苯，由于部分不经过空冷器直接进入歧化进料缓冲罐，经过空冷器进行冷却的甲苯流量大大减少。在2014年上半年的实际运行中，空冷出口温度已经达到了不高于40℃的入罐温度要求，后面的水冷器几乎不起作用，节约了循环冷却水系统的负荷（该节能作用数量较小，没有统计）。
为比较改造前后的变化，以2012年为基准，与2014年上半年进行对比，计算改造前后的能耗，计算汇总如下表。
表1，节能效果对比表
|
|
改造前 |
改造后 |
||||
|
能源消耗种类 |
数量 |
折标煤系数 |
折标煤 |
数量 |
折标煤系数 |
折标煤 |
|
加热炉燃气消耗（Nm3/h) |
857 |
0.815kgce/Nm3 |
0.6985 |
619 |
0.782kgce/Nm3 |
0.4841 |
|
汽提塔高压蒸汽消耗（t/h） |
8.4 |
0.114tce/t |
0.9576 |
8.2 |
0.114tce/t |
0.9348 |
|
压缩机高压蒸汽消耗（t/h） |
19.0 |
0.011tce/t |
0.2090 |
20.2 |
0.011tce/t |
0.2222 |
|
E201高压蒸汽消耗（t/h） |
3.2 |
0.114tce/t |
0.3648 |
2.9 |
0.114tce/t |
0.3306 |
|
E103用电量（kw） |
130.0 |
0.1229kgce/kwh |
0.0160 |
132.0 |
0.1229kgce/kwh |
0.0162 |
|
合计 |
|
|
2.2459 |
|
|
1.9879 |
|
平均进料量（t/h） |
80 |
94 |
||||
|
单位进料能耗（吨标煤/吨进料） |
0.0281 |
0.0211 |
||||
说明：1，燃料气的折标煤系数根据当年燃料气组成的分析结果平均值，以其低（位）发热量为计算基础折算算得出［2］。
2，压缩机透平为背压式，消耗高压蒸汽产生低压蒸汽，E201消耗高压蒸汽变为冷凝水，所以折标煤系数不同。
芳烃装置属于连续生产， 2012年共计运行357天，计算年节能为［3］：
△Eu=（0.0281-0.0211）×80×357×24=4798.1吨标煤/年。
六，效益核算
本项目节约的主要是燃料气，节约的蒸汽也是由消耗燃料气而生产，所以全部折算为燃料气计算经济效益。按照年节约4798.1吨标煤计算，每年可以节约588.7万标立燃料气，按照2014年上半年价格计算，折合人民币1074.3万元。
同时，减少燃料气消耗，还减少烟气中颗粒物的排放和碳排放，具有良好的社会效益。
参考文献
［1］ 国家统计局 中国统计年鉴［M］，北京：中国统计出版社，2012
［2］ GB/T2589—2008综合能耗计算通则［S］，2008年
［3］ GB/T 13234-2009 企业节能量计算方法［S］， 2009年
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