洛陽院45萬噸對二甲苯聯(lián)合裝置設(shè)計

1、國內(nèi)單系列規(guī)模最大的45萬噸/年對二甲苯聯(lián)合裝置的設(shè)計楊寶貴 伍于璞(中國石化洛陽石化工程公司)1 概述 國內(nèi)單系列規(guī)模最大的對二甲苯聯(lián)合裝置是中國石化集團(tuán)鎮(zhèn)海煉化公司的45萬噸/年對二甲苯聯(lián)合裝置。是與儀征化纖公司二期聚酯工程的配套項目。該裝置主要生產(chǎn)45萬噸/年對二甲苯和4.5萬噸/年鄰二甲苯，1996年所進(jìn)行的可行性研究是以80萬噸/年連續(xù)重整和部分半再生重整的芳烴為原料。裝置由歧化、吸附分離、異構(gòu)化和二甲苯精餾四個單元組成。1996年完成了該項目的可行性研究，評估和引進(jìn)工藝技術(shù)談判，并確定了該裝置采用引進(jìn)法國ifp的吸附分離工藝，采用國內(nèi)上海石化研究院開發(fā)的歧化工藝和za-95催化劑，

2、以及石油化工科學(xué)研究院開發(fā)的ski-400催化劑。鑒于國內(nèi)當(dāng)時尚未開發(fā)成功對二甲苯裝置的模擬軟件，為簡化單元間物料的對接往返的手續(xù)，除了歧化由上海石化研究院完成工藝包外其余三個單元由ifp根據(jù)石油化工科學(xué)院所提供的ski-400催化劑的性能和操作條件,以及洛陽石化工程公司及用戶提供的工藝及熱聯(lián)合方面的要求統(tǒng)一完成工藝包。由洛陽石化工程公司完成聯(lián)合裝置的工藝工程設(shè)計。1997年6-9月完成了兩個工藝包以及設(shè)計聯(lián)絡(luò)。此時隨著產(chǎn)品市場形勢的變化并經(jīng)中國石化集團(tuán)同意暫緩初步設(shè)計。隨后根據(jù)中國石化總公司要求將對二甲苯組合工藝技術(shù)開發(fā)中已有兩套相對獨立的工藝包成果以基礎(chǔ)設(shè)計形式組合成一套完整的技術(shù)固定下來

3、。洛陽石化工程公司于1998年底完成了包括兩套工藝包以及其余部分在內(nèi)的基礎(chǔ)設(shè)計。2001年項目恢復(fù)建設(shè)，此時正值鎮(zhèn)海煉化公司進(jìn)行“十五”規(guī)劃，規(guī)劃中擬再建一套100萬噸/年連續(xù)重整裝置。這樣一來，生產(chǎn)對二甲苯的原料資源將有很大變化，由原來的80萬噸/年連續(xù)重整(按每年8640小時運行計為100萬噸/年)改為可由原一套80萬噸/年和新一套100萬噸/年連續(xù)重整裝置提供，c8芳烴資源增加一倍以上。為此鎮(zhèn)海煉化公司和洛陽石化工程公司對45萬噸/年對二甲苯裝置原料配置和利用進(jìn)行了優(yōu)化對比工作，這個工作是十分必要和有成效的，優(yōu)化對比的結(jié)果，選擇充分利用豐富的c8芳烴資源的無歧化的工藝方案。該方案明顯地減

4、少原料和公用工程消耗，降低成本、能耗以及工程投資費用。中國石化集團(tuán)批準(zhǔn)了緩建歧化單元的方案，以及由ifp進(jìn)行相應(yīng)的工藝包修改，為了建設(shè)進(jìn)度要求，2001年5月洛陽石化工程公司進(jìn)行的初步設(shè)計與ifp的工藝包修改設(shè)計同步完成，2001年7月初步設(shè)計審查通過，2002年7月完成施工圖設(shè)計，2003年7月投料試車成功。2 45萬噸/年對二甲苯裝置原料及加工方案選擇1) 方案定義方案一:以重整油中的c7、c8和c9芳烴為原料采用歧化、吸附分離、二甲苯異構(gòu)化和二甲苯精餾四套單元的組合，見圖1。方案二:以重整油中的c8芳烴為原料采用吸附分離、二甲苯異構(gòu)化和二甲苯精餾的三套單元的組合，見圖2。2) 產(chǎn)品質(zhì)量

5、px純度99.8wt%, px回收率96wt%, ox純度98wt%3) 單元組成及物料平衡簡圖(單位:萬噸/年)c10+a 3.413ox 4.951燃料氣 3.211px 45.07輕組分 4.8934) 方案一吸附分離鄰二甲苯塔c9/c10分 餾塔二甲苯分餾塔二甲苯再蒸餾塔二甲苯異構(gòu)化c8+重整油 46.431重整氫 0.815歧化抽提甲苯 20.995苯 7.053圖1注：1.二甲苯分餾塔僅用于加工歧化和部分異構(gòu)化反應(yīng)產(chǎn)物中的c8以上芳烴，生產(chǎn)鄰二甲苯，以確保鄰二甲苯產(chǎn)品的純度(不含c9非芳烴) 2.二甲苯異構(gòu)化中加設(shè)一臺循環(huán)塔分出大部分c8環(huán)烷烴，在異構(gòu)化單元內(nèi)循環(huán)以減少單元外的循環(huán)

6、量,對吸附分離有利。方案二c7餾分31.783重整油分餾塔45.00px吸附分離二套ccr重整油c7+81.8輕組分5.06二甲苯再蒸餾塔燃料氣0.96二甲苯分餾塔二甲苯異構(gòu)化90.168一套ccrc8+40.151psa氫氣psa0.261ox4.50鄰二甲苯塔34.91c9+a圖2注:1.二甲苯分餾塔僅用于加工異構(gòu)化反應(yīng)產(chǎn)物中的c8以上芳烴,生產(chǎn)鄰二甲苯以確保鄰二甲苯產(chǎn)品純度(不含c9非芳烴) 。 2.與方案一相同4) 新鮮原料比較見表1。 表1方案一方案二二甲苯再分餾塔總進(jìn)料量,萬噸/年67.42690.168(有效部分57.815)其中c8a31.77957.815 c7a20.995

7、 c9+a14.61932.353*注: (1)*該組分隨原料進(jìn)入分餾后送出裝置，不參與反應(yīng)循環(huán)，實際方案二新鮮進(jìn)料僅為c8a 56.168萬噸/年。 (2)方案二比方案一新鮮進(jìn)料減少11.258萬噸/年。5) 吸附分離和主要設(shè)計參數(shù)比較見表2。 表2設(shè)計參數(shù)方案一方案二差值(方案二減方案一) 吸附分離 進(jìn)料量,萬噸/年237244+7 px/進(jìn)料c8a,wt%20.4419.29-1.15 eb/進(jìn)料c8a, wt%11.6414.19+2.45 c8n+p/進(jìn)料, wt%2.952.84 2二甲苯異構(gòu)化 進(jìn)料量,萬噸/年 (含循環(huán)塔循環(huán)量)204.2213.4+9.2 其中抽余油191.6

8、4 其中抽余油198.85+7.21 eb/進(jìn)料c8a, wt%13.1317.49+4.36 eb/進(jìn)料c8a, wt%11.2312.68+1.45 c8a損失, wt%3.23.7+0.5 eb轉(zhuǎn)化率, wt%2530+5.0 c8n+p/進(jìn)料, wt%9.09.06) 主要輔助材料消耗比較見表3。 表3材料名稱方案一方案二差值(方案二減方案一)歧化催化劑za-95(hat-95)71-71吸附劑 spx3000853995+142異構(gòu)化催化劑 ski-4008185.1+4.1脫附劑 pdeb13501580+2307) 主要公用工程消耗及能耗比較見表4。 表4項目單位方案一方案二差值

9、(方案二減方案一) 燃料公斤/噸(px+ox)308.5294-14.5 電度/噸(px+ox)243.66179.6-64.06 循環(huán)水噸/噸(px+ox)6.262.1-4.16 1.0mpa蒸汽噸/噸(px+ox)0.5030.22-0.273 凝結(jié)水噸/噸(px+ox)-0.443-0.33-0.113裝置能耗兆焦/噸(px+ox)417.87356.23-61.64兆焦/噸(px)459.66391.85-67.818) 工程費用方案二比方案一節(jié)省2.3億元9) 方案比較分析(1) 當(dāng)原料c8芳烴資源豐富的條件下，對于規(guī)模相同的對二甲苯聯(lián)合裝置，采用c8芳烴為原料(方案二)優(yōu)于采用c

10、7、c8、c9芳烴為原料(方案一)，因為方案二比方案一減少了加工損失，公用工程消耗及投資費用。從上列比較可見，方案二比方案一的新鮮原料用量減少了11.258萬噸/年,這是高價位的高辛烷值汽油組分，裝置能耗降低61.64兆焦/噸(px+ox),相當(dāng)于每加工一噸(px+ox)可以節(jié)省1.47公斤標(biāo)油，每年可以節(jié)省727.65噸標(biāo)油，裝置工程費用節(jié)省2.3億元。(2) 吸附分離進(jìn)料中的乙苯含量方案二高于方案一，因為方案一吸附分離進(jìn)料中有一部分乙苯含量低的歧化c8芳烴(乙苯含量5.26wt%)，方案二無歧化，代之為乙苯含量較高的重整油(c8芳烴含乙苯量為17.36wt%)，由于吸附分離進(jìn)料中的乙苯含量

11、增大，增加了吸附分離的難度,需要相應(yīng)的增加吸附劑和脫附劑的用量。同時，異構(gòu)化的反應(yīng)條件需要適當(dāng)調(diào)整(見表2)，加大乙苯轉(zhuǎn)化率，以盡量減少進(jìn)入吸附分離的進(jìn)料中的乙苯含量。(3) 綜上分析:對于鎮(zhèn)海煉化公司的“十五”規(guī)劃的資源情況45萬噸/年對二甲苯聯(lián)合裝置選擇采用方案二是節(jié)能增效、節(jié)省投資的優(yōu)化方案。3 裝置的工藝技術(shù)特點 45萬噸/年對二甲苯裝置由吸附分離、二甲苯異構(gòu)化和二甲苯蒸餾三個工藝單元組成，裝置的物料平衡見上述的方案二簡圖所示，各單元技術(shù)特點分析如下：3.1 吸附分離 吸附分離是對二甲苯裝置的核心部分，是采用法國ifp的“eluxyl”吸附分離工藝和采用ifp研制開發(fā)的spx3000分

12、子篩吸附劑，根據(jù)模擬移動床逆流選擇性吸附原理，將含有四種吸附強(qiáng)弱不同的c8芳烴異構(gòu)體的進(jìn)料混合物在吸附塔不同的位置引入，由兩臺吸附塔串聯(lián)操作，每臺設(shè)12個床層共24個床層。吸附能力弱的乙苯、間二甲苯和鄰二甲苯很快隨對二乙苯脫附劑從吸附劑中脫附出來即為抽余液，吸附能力強(qiáng)的對二甲苯則緩慢的隨對二乙苯脫附劑從脫附劑中脫附出來即為抽出液，從而達(dá)到分離高純度對二甲苯的目的。該工藝是通過設(shè)在24個床層的進(jìn)出6股物流管道上的144個開/關(guān)式球閥，并通過由ifp開發(fā)的計算程序控制軟件scs控制這些閥門的切換操作來實現(xiàn)模擬移動床的吸附分離操作，這6股物流分別為進(jìn)料、脫附劑、抽出液、抽余液、反洗液及吸附塔相鄰床層

13、的外部旁路。該工藝分離性能可達(dá)到對二甲苯純度為99.8wt%，對二甲苯回收率為96wt%。為便于監(jiān)控，在進(jìn)料、抽出液、抽余液及兩臺循環(huán)泵出口設(shè)有在線raman光譜儀探頭與raman光譜儀相連。通過光導(dǎo)纖維傳輸?shù)窖b有軟件的pc機(jī)內(nèi)?？蓪⒚?0秒所取的一個樣品計算出px、mx、ox、eb的相對含量，并可畫出沿塔的濃度分布圖形，提供信息幫助操作人員進(jìn)行監(jiān)控和操作。當(dāng)發(fā)生故障或進(jìn)料組成變化導(dǎo)致濃度分布曲線出現(xiàn)偏離時，可及時進(jìn)行處理。例如某一開/關(guān)閥出故障時可以從raman在線儀上監(jiān)測判斷并經(jīng)過程序自動跳過該閥所屬的床層，該閥可在不停工的條件下離線維修。開/關(guān)球閥選用性能可靠、泄漏率低的產(chǎn)品，閥的尺寸規(guī)

14、格不受單套能力限制，適用于大規(guī)模單系列的對二甲苯裝置。吸附塔進(jìn)料來自二甲苯精餾單元，抽出液經(jīng)過抽出液塔與脫附劑分離，再經(jīng)過提純塔得到高純度的對二甲苯產(chǎn)品。抽余液經(jīng)過抽余液塔與脫附劑分離后作為異構(gòu)化進(jìn)料，分離后的脫附劑循環(huán)至吸附塔。3.2 二甲苯異構(gòu)化二甲苯異構(gòu)化單元是將來自吸附分離的抽余液(即貧對二甲苯的c8芳烴異構(gòu)物)轉(zhuǎn)化成對二甲苯接近平衡的c8芳烴異構(gòu)物，采用北京石油化工科學(xué)研究院開發(fā)研制的國產(chǎn)異構(gòu)化催化劑ski-400。工藝操作條件和工藝性能參數(shù)見表5、表6。 表5 異構(gòu)化單元工藝操作條件反應(yīng)入口溫度/反應(yīng)器壓力 /mpa(g)分離器壓力 /mpa(g)反應(yīng)空速/h-1氫油分子比 /mo

15、l初期末期初期末期初期末期3704200.81.280.651.133.24.8表6 異構(gòu)化單元工藝性能參數(shù)反應(yīng)器出口px濃度/wt%反應(yīng)器出口eb濃度/wt%eb轉(zhuǎn)化率 /wt%c8a環(huán)損失 / wt%c8n+p/wt%化學(xué)耗氫/wt%反應(yīng)器出口脫庚烷塔底19.6512.75303.79.02.840.080.1二甲苯異構(gòu)化單元分餾系統(tǒng)設(shè)置脫庚烷塔和循環(huán)塔雙塔流程。反應(yīng)產(chǎn)物進(jìn)入脫庚烷塔從塔頂分離c7以下的組分和大部分c8環(huán)烷烴，再經(jīng)過循環(huán)塔精餾分離c7以下組分后，c8環(huán)烷烴循環(huán)返回反應(yīng)進(jìn)料。雙塔流程能盡量減少進(jìn)入二甲苯精餾和吸附分離的c8芳烴中的c8環(huán)烷烴，即由9.0 wt%降至2.84 w

16、t%(見表6所示)，從而減少兩個單元的相應(yīng)的約5%進(jìn)料量和能耗。3.3 二甲苯精餾二甲苯精餾單元的作用是將來自一套連續(xù)重整的c8以上餾分和二套連續(xù)重整的c8以上餾分以及來自二甲苯異構(gòu)化單元的c8以上芳烴進(jìn)行分離，生產(chǎn)出符合吸附分離進(jìn)料要求的c8芳烴和98%純度的鄰二甲苯產(chǎn)品。為此該單元由重整油分餾塔、二甲苯再蒸餾塔、二甲苯分餾塔和鄰二甲苯塔四塔系統(tǒng)組成。重整油分餾塔將來自二套連續(xù)重整的c7以上餾分分離為c7和c8餾分，c7餾分送出裝置作高辛烷值汽油組分，該塔是為對二甲苯裝置制備原料所需，而且在開工時該塔可用于脫除來自儲罐c8以上餾分的水和氧。二甲苯再蒸餾塔分離來自一套連續(xù)重整裝置的c8以上餾分

17、、本單元的重整油分餾塔底的c8以上餾分及大部分二甲苯異構(gòu)化脫庚烷塔底c8以上芳烴。c9以上芳烴送出裝置作高辛烷值汽油組分。二甲苯分餾塔分離來自二甲苯異構(gòu)化脫庚烷塔小部分c8以上芳烴，因為該物流不含c9非芳烴，可確保生產(chǎn)純度為98 wt%的鄰二甲苯產(chǎn)品，所需一定量的的鄰二甲苯及少量重芳烴由塔底分出，塔頂物流與二甲苯再蒸餾塔塔頂物流合并。鄰二甲苯塔用于分離鄰二甲苯產(chǎn)品與c9以上重芳烴。兩臺二甲苯塔起承上啟下分離上游單元產(chǎn)品又制備下游單元原料的作用，此外又為聯(lián)合裝置中其它單元的精餾塔重沸器提供所需熱量的90%以上，其中塔頂潛熱分別提供給抽余液塔和抽出液塔重沸器熱源占50%以上，其余由兩個塔底重沸爐供

18、熱。為此，兩個塔頂設(shè)計壓力為0.85mpa(g) 。塔頂用于調(diào)節(jié)的自產(chǎn)2.0mpa蒸汽供二甲苯異構(gòu)化凝汽透平作動力。4 聯(lián)合裝置工藝及工程設(shè)計問題4.1 工藝設(shè)備大型化45萬噸/年對二甲苯聯(lián)合裝置是國內(nèi)設(shè)計同類型裝置單系列最大規(guī)模的一套，三個工藝單元的單套處理量也是最大的，見表7。 表7 單元吸附分離二甲苯異構(gòu)化二甲苯精餾 處理量 萬噸/年244213.4283.6(1) 塔:對于大直徑塔采用高效塔盤以減少塔徑、塔高和塔重,見表8。表8名稱常規(guī)塔(浮閥)高效塔直徑(mm)高度(mm)直徑(mm)高度(mm)塔盤型式抽余液塔7400/8600*521507000/8000*47950soperf

19、rac塔盤異構(gòu)化脫庚烷塔600066135560057600adv浮閥二甲苯再蒸餾塔7700/8400*103250700065950md塔盤二甲苯分餾塔5100105700420083100md塔盤重整油分餾塔380043700340038000adv浮閥*精餾段/提餾段(2) 換熱器:對于設(shè)計熱負(fù)荷大于25mw，對數(shù)平均溫差小于25的大型換熱器采用高效換熱器以減少設(shè)備臺數(shù)和直徑以減少平面布置和工程實施的困難,見表9。表9名稱熱負(fù)荷 mw對數(shù)平均溫差常規(guī)型高效型面積(m2)或尺寸 (mm)臺數(shù)面積(m2)或尺寸 (mm)臺數(shù)型式抽出液塔 重沸器2524.11037 m22610 m21立式高

20、熱通管抽余液塔重沸器72.619.21080 m271189 m22立式高熱通管異構(gòu)化反應(yīng)/流出物換熱器106.322.7230023000立式2殼內(nèi)直徑板長3480170501packinox焊板式異構(gòu)化脫庚烷塔重沸器43.020.8260060002250 m22210060001臥式高熱通管(3)空冷器:該裝置采用全空冷的冷卻方式,以減少冷卻水的用量,空冷器共74片,絕大多數(shù)采用規(guī)格為312m,其中72片設(shè)在管橋上。(4)異構(gòu)化反應(yīng)器:徑向400012922(切)是目前國內(nèi)設(shè)計的同類反應(yīng)器最大的一臺，由國內(nèi)制造。(5)兩臺二甲苯塔重沸爐熱負(fù)荷分別為141mw和52mw，采用立管立式爐，其

21、中141mw的加熱爐是國內(nèi)設(shè)計同類裝置中最大的一臺。異構(gòu)化反應(yīng)加熱爐負(fù)荷為17.65mw，采用多流路低壓降倒u型管門式加熱爐。(6)吸附塔720016400(切)兩臺也是國內(nèi)設(shè)計同類裝置單系列最大的吸附塔,殼體由國內(nèi)制造,內(nèi)件為ifp專有技術(shù),由國內(nèi)制造。(7)壓縮機(jī):異構(gòu)化循環(huán)氫壓縮機(jī)排出量為367538nm3/h，軸功率為5000kw，采用國產(chǎn)凝汽透平驅(qū)動的離心式壓縮機(jī)。(8)機(jī)泵:裝置區(qū)內(nèi)共60臺泵，其中250m3/h4000m3/h 30臺，占50%，其流率分布情況見表10表10流率m3/h25040050080010004000合計臺數(shù)10101030對于上列大型泵的設(shè)計選擇原則:1

22、) 優(yōu)先選用國內(nèi)制造技術(shù)成熟、質(zhì)量及性能可靠的機(jī)泵。2) 由于泵的氣蝕余量隨泵的流率的增加而增加，在同樣操作條件下工藝流程泵有較低的氣蝕余量，同樣泵型低轉(zhuǎn)速泵比高轉(zhuǎn)速泵有較低的氣蝕余量，因此，設(shè)計中宜選用氣蝕余量較低的泵以降低塔和容器的裙座高度。3) 一些關(guān)鍵泵和國內(nèi)尚不能制造的特大型泵由國外引進(jìn)。4.2 單元之間進(jìn)行熱的聯(lián)合利用，盡可能降低裝置能耗該聯(lián)合裝置共有精餾塔10臺，均需要提供重沸熱量，同時在塔頂產(chǎn)出大量低溫潛熱，為了節(jié)約能耗，充分挖掘利用大型裝置內(nèi)的潛在的熱量資源進(jìn)行各單元之間的熱聯(lián)合利用是十分必要的，設(shè)計方案概述如下:. 將產(chǎn)熱量最大的兩臺二甲苯塔與吸附分離單元的兩個所需供熱約占總供熱的50%的大