2.4 Mt/a 芳烃联合装置的设计及运行总结
2.4 Mt/a 芳烃联合装置的设计及运行总结
刘红云
(中石化广州工程有限公司，广东省广州市)
摘要：介绍了某公司2.4 Mt/a芳烃联合装置的设计和运行情况。设计过程中，应用了新工艺、新设备，充分考虑了热联合以及大型化装置的经济性、安全性和灵活性。芳烃联合装置包括芳烃抽提装置、歧化装置和对二甲苯装置，芳烃抽提装置采用ED Sulfolane工艺；歧化装置采用Tatoray工艺和TA-32催化剂；对二甲苯装置采用 LD Parex 工艺和ADS-50吸附剂及甲苯解吸剂，异构化单元采用Isomar工艺及I-500乙苯脱烷基型催化剂。先进的工艺和催化剂、新设备以及热联合等的应用，使该装置对二甲苯的收率和能耗均达到国际先进水平，每吨对二甲苯的设计能耗低至6 981 MJ，装置占地面积仅为991.8 dam2。同时，对投产中出现的芳烃溴指数高、管线振动等问题进行了分析。
关键词：芳烃联合装置 对二甲苯 吸附 异构化 歧化 热联合 节能 安全性 灵活性
某公司2.4 Mt/a芳烃联合装置是双系列同规模芳烃联合装置中的一个系列，是目前由国内承担设计、施工和开车的世界同类型装置中规模最大的。选用先进的工艺和催化剂，通过精心设计，装置经济效益达到了国际先进水平。该装置的建设完善了该公司从炼油到化纤的产业链，极大提高了其在国内外市场的竞争力。
1、装置的规模化
该芳烃联合装置以重整生成油、加氢乙烯裂解汽油和重整氢气为原料，主要产品为对二甲苯，同时副产苯和甲苯等，包括芳烃抽提装置、歧化装置和对二甲苯装置，按年开工8 400 h设计。其中，芳烃抽提装置0.8 Mt/a(公称规模，下同)，歧化装置4.8 Mt/a，对二甲苯装置2.4 Mt/a (以对二甲苯产品计)。
芳烃抽提装置的进料相对于重整油分馏塔进料的比例最小，约为常规值的40%，有利于装置间热联合，可以降低能耗和投资。
对二甲苯装置包括3个主体工艺单元：吸附分离单元10.87 Mt/a，异构化单元8.65 Mt/a，二甲苯分馏单元13.65 Mt/a。对二甲苯装置是世界已投产同类装置中单系列规模最大的，产量是之前最大装置的1.2倍。
与其他采用双系列设计达到降低工程设计难度的装置不同[1]，该芳烃联合装置所有单元均为单系列设计，减小了占地面积，简化了操作，降低了能耗，真正体现了装置规模化的优势。
2、工艺和设计的先进性
该芳烃联合装置采用美国UOP公司的专利技术和工艺包。与国内大多数用对二乙苯作为解吸剂的对二甲苯装置不同[2]，该装置采用了专利商最新的LD Parex工艺和ADS-50吸附剂及甲苯解吸剂，异构化单元采用Isomar工艺及I-500乙苯脱烷基型催化剂。歧化装置采用Tatoray工艺和TA-32催化剂。芳烃抽提装置采用ED Sulfolane抽提蒸馏工艺。
芳烃联合装置的全部工程设计(包括公用设施)由具有丰富的大型化芳烃装置设计经验的中石化洛阳(广州)工程有限公司承担。采用集散型控制系统，共用一个中心控制室，现场仪表信号直接进入中心控制室。采用同开同停设计，集约化布置，占地面积约991.8 dam2(其中中间罐区占11.4%)，是国内单位芳烃产品占地面积最小的。能耗比国内现有装置的最好水平降低了约20%，达到国际先进水平。先进的工艺和精湛的设计是装置经济效益先进性的保证。
3、工艺技术主要特点
3.1 对二甲苯装置
3.1.1 二甲苯分馏单元
该单元是为歧化装置和吸附分离单元提供原料的重要环节，由5台蒸馏塔构成：重整油分馏塔、A8(C8芳烃)汽提塔、A8再蒸馏塔、重芳烃塔和稳定塔。
重整油分馏塔侧线采出的甲苯馏分直接送歧化装置作为原料，不再进芳烃抽提装置，塔底设置ORP选择性液相加氢脱烯烃流程，降低芳烃的溴指数。A8汽提塔侧线采出大部分C8芳烃，小部分由A8再蒸馏塔塔顶分出，大大降低了塔回流比。A8再蒸馏塔侧线采出的C9/C10芳烃和重芳烃塔塔顶分出的少量C9/C10芳烃一起作为歧化装置进料。
3.1.2 吸附分离单元
采用LD Parex工艺，并采用与之配套的新型吸附剂。用轻质解吸剂甲苯代替重质解吸剂对二乙苯，这是该工艺区别于其他吸附工艺的主要特点。
吸附分离单元设置了2台串联操作的大型吸附塔和2个并联的Ⅵ型旋转阀；设置了部分解吸剂循环净化流程；为满足生产高纯甲苯产品的需要，增设了甲苯塔。从吸附塔抽出的抽余液和抽出液分别送入抽余液塔和抽出液塔，将解吸剂甲苯从塔顶分出，循环回吸附系统；塔底分别为贫对二甲苯的C8芳烃和粗对二甲苯。对二甲苯塔用于分离粗对二甲苯中的芳烃，以生产高纯度对二甲苯产品。
3.1.3 异构化单元
按照乙苯转化剂设计，降低了C8芳烃循环量，反应产物中对二甲苯/二甲苯(质量比)可达24%。采用热分离器和冷分离器串联流程，降低反应产物冷却负荷。
3.2 歧化装置
歧化反应采用高空速、低氢油比设计，反应进料的芳烃质量分数可达11%。苯和甲苯的分馏采用一台分壁式苯-甲苯塔代替传统的苯塔和甲苯塔。苯-甲苯塔采用塔釜及中间重沸两段重沸方式，合理利用了不同温位热源；侧线抽出苯产品和甲苯，甲苯用作歧化反应进料和解吸剂。
3.3 芳烃抽提装置
采用以环丁砜作为溶剂的抽提蒸馏工艺。设置抽提蒸馏塔和回收塔,将对二甲苯装置来的轻重整油中的芳烃分离出来，送至歧化装置的苯-甲苯塔。
4、热联合与节能措施
设计过程中，除了选用先进的工艺和催化剂来降低能耗，还在换热流程和节能措施上进行了革新。
4.1 各单元间的工艺物流实现高度热联合
抽余液塔是热联合中最重要的塔系，通过加压提高塔顶温度，塔顶气作为6台不同单元重沸器的热源，塔侧线采出气相分别作为2个台位重沸器的热源。A8再蒸馏塔和2号抽出液塔也采用加压操作，塔顶气作为联合装置4台重沸器热源。通过深度热联合，提高了装置的用能效率。
4.2 分壁塔的应用
重整油分馏塔和苯-甲苯塔采用分壁塔，将传统的二塔合一，简化了流程，并采用侧采工艺，得到了合格的产品。不仅减小了占地面积，还节省了能耗。
4.3 重沸炉集中供热
A8再蒸馏塔塔底物流分别作为4台重沸器和换热器热源，热量由A8再蒸馏塔重沸炉集中供热。不仅可节约占地面积、减少热损失，还可回收烟气余热从而提高加热炉燃烧效率。
4.4 加热炉对流段热联合及余热回收
歧化装置进料加热炉和异构化单元进料加热炉对流段分别给一股抽余液塔进料加热。A8再蒸馏塔重沸炉对流段用来过热装置自产的1.5 MPa饱和蒸汽。每台加热炉均设置独立的烟气余热回收系统。加热炉设计热效率不低于92%。
4.5 多股物流联合为塔供热
重整油分馏塔的2台重沸器热源分别来自其他塔的塔底液和塔顶气。A8汽提塔的2台重沸器热源分别来自其他2台塔的塔顶气。苯-甲苯塔塔底重沸器和中段重沸器热源分别来自不同塔的塔顶气。这些措施合理利用了不同温位的物流热量。
4.6 低温位热量应收尽收
对于温度较低、无法在装置内进行有效热联合的物流，采用产蒸汽或产热水的方法尽可能回收能量。对二甲苯塔采用加压操作，塔顶产生 1.5 MPa蒸汽。重芳烃塔采用常压操作，塔顶产生0.5 MPa蒸汽。设置多台位热媒水换热器，用热媒水吸收反应产物和塔顶气等7股物流的低温位热量，最大限度回收装置低温位热量。高压加热设备凝结水分级闪蒸，回收低压蒸汽和低低压蒸汽。
4.7 分馏塔采用热回流
多数分馏塔采用热回流，各单元间尽可能提供热进料，避免因反复降温升温而耗费能量。
采用上述措施后，芳烃联合装置每吨对二甲苯的设计能耗降至6 981 MJ。其中，对二甲苯装置占65.4%，歧化装置占29.8%，芳烃抽提装置占4.8%，达到了国际先进水平。
5、物料平衡
表1为芳烃联合装置物料平衡。从表1可见，原料的利用率很高。主要芳烃产品的纯度：对二甲苯不低于99.80%(质量分数)，苯、甲苯均不低于99.90%(质量分数)。
表1 芳烃联合装置物料平衡
6、主要设备选型
6.1 主要设备汇总
芳烃联合装置的主要设备有624台。其中，反应器类4台，塔类16台，换热器类100台，空冷器类99片，加热炉类5台，压缩机和风机类4套，泵类142台。部分设备的规格是目前世界最大的。除了特别说明的，均为国产设备。
6.2 选型说明
(1)反应器类
歧化反应器和加氢脱烯烃反应器采用轴向反应器。异构化反应器采用低压力降径向反应器，内设中心管和扇形筒(约翰逊网结构)。
(2)塔 类
吸附塔内设中心管和格栅，并装填吸附剂，结构复杂，属UOP专有技术设备，故采用中心管和格栅等内件进口、壳体国产的设计方案。
重整油分馏塔和苯-甲苯塔采用分壁设计，侧线抽出产品；A8汽提塔、A8再蒸馏塔和抽余液塔处理量大，分离精度要求高，塔径大。这5台塔均选用UOP的MD或ECMD多降液塔盘，壳体国产。
其他塔均采用国产高效浮阀塔盘。
(3)换热器和空冷器类
随着装置的大型化发展，换热器的数量越来越多，单塔最多有4台重沸器，直径最大接近3 m。为了降低成本、便于制造和安装，除了选用常规的BES，BEU型光管换热器外，还选用了高通量管、缠绕管等新型换热设备，并在大型设备内部增加了防振动、防偏流等优化措施。高通量管换热器多达11台位，均采用管束进口、壳体国产的设计方案。
歧化混合进料换热器和异构化混合进料换热器的热负荷是国内同类设备最大的；抽余液塔进料/塔底换热器和加氢脱烯烃进料/产物换热器的换热深度要求高。这4台位选用国产缠绕管式换热器各1台，减小了占地面积，避免了物流分配不均匀，提高了换热深度，降低了泄漏风险。进口板式换热器虽然在国内已经有较多的业绩[3],但由于其造价昂贵、泄漏率高，近年来有被国产缠绕管式换热器取代的趋势。
采用普通干空冷器和高效复合蒸发空冷器相结合的方案，每片高效复合蒸发空冷器可代替 3～4片干空冷器。优化后，空冷器片数最多的台位仅16片，减小了占地面积，降低了投资。
(4)加热炉类
异构化进料加热炉采用倒U型炉管辐射-对流门式炉，歧化进料加热炉为辐射-对流立管方箱炉，这2台加热炉对流段分别加热一股抽余液塔进料。A8再蒸馏塔重沸炉采用单辐射室方箱炉。抽余液塔重沸炉采用2台完全相同的辐射-对流立管方箱炉。所有加热炉共用一个高150 m的烟囱。
(5)压缩机类
异构化循环氢压缩机和歧化循环氢压缩机为4.2 MPa蒸汽背压透平驱动的离心式压缩机，背压蒸汽压力为0.6 MPa。A8汽提塔放空气压缩机选用4.2 MPa蒸汽背压透平驱动的离心式压缩机，背压蒸汽压力为1.3 MPa。歧化补充氢压缩机由增安型异步电机驱动。背压透平和电机驱动均有利于降低能耗。
(6)泵 类
吸附塔循环泵、抽余液塔重沸炉泵等大流量、高扬程以及关键部位的机泵采用进口方案。为减少单台泵流量，抽余液塔重沸炉泵采用3开1备的设计。
7、安全性和灵活性设计
7.1 根据火炬泄放分析结果降低排放量
根据设备操作条件和工艺排放需求，设计了三级火炬排放系统。其中，高压火炬系统的背压高达0.45 MPa。
对二甲苯装置是火炬排放的大户，根据圣泰(北京)工程软件有限公司对装置进行的动态泄放分析，采取了一系列减排措施。比如，抽余液塔侧线泵、塔顶回流泵和产品泵采用不同电源，提高塔超压保护系统的安全完整性等级等。这些措施既提高了装置的安全性，又使高压火炬最大泄放量得到了大幅消减，降低了全厂火炬系统的投资。
7.2 热媒水换热器备用空冷器
在热媒水换热器处并联或串联设置空冷器。空冷器负荷按照正常冷却负荷的60%设计。当热媒水系统发生事故时，仍可实现低负荷操作，避免装置停车，增加了操作的灵活性。
7.3 芳烃产品灵活性
设置了生产高纯度甲苯产品的甲苯塔。甲苯塔作为一个独立的塔系，可根据甲苯市场需要选择开或不开。当甲苯塔停运时，多余的甲苯可送入歧化装置，生产C8芳烃，最终转化为对二甲苯产品。
7.4 中间罐区排放气集中处理
检查罐、新鲜溶剂罐和湿溶剂罐等14台储罐全部布置在中间罐区，便于集中管理。最大的单罐容积达12 dam3，采用带氮封的内浮顶罐，避免介质被氧化。罐顶设置单呼阀，阀后排放气集中送至油气回收系统回收烃类，减少含芳烃气体对大气的污染。
8、建成运行
从工艺包完成到联合装置开汽成功，仅用了27个月。装置开汽期间，正遇超强台风来袭。在该公司的精心安排和努力下，赶在台风眼到达前夜生产出了合格的芳烃产品。在台风经过的数天里，狂风暴雨，海水倒灌，装置仍然能维持平稳运行，经受住了极端灾害天气的考验。
在开汽过程中也发现了一些问题，值得在之后设计和操作时注意。
(1)ORP加氢量仅为设计值的25%时，反应器上部即有气体聚集，表明氢油混合器的混氢效果不佳。这种现象在其他炼油厂同类装置的同一部位也出现过。建议将该混合器作为重点设备，由专利商提供设计或者由有合格业绩的厂家供货。
初期烯烃脱除率仅为85%左右时，反应器出口芳烃经过分馏后得到的混合二甲苯溴指数高，不能直接进吸附塔。必须使用歧化装置和异构化单元生产的二甲苯稀释，才能满足吸附塔进料对溴指数的要求。
(2)由于歧化进料加热炉对流段加热一股抽余液塔进料，为了避免炉管干烧，必须有物流经过，才能点炉。但是转阀未落座前，无抽余液产出，没有进对流段的工艺物料，导致歧化反应单元迟迟不能投入运行。因此，该流程不适用于歧化装置需要先开工的工况。可以考虑用蒸汽或其他工艺介质代替这股物流。
(3)装置内最大的塔顶管线直径接近2 m，热联合繁多，塔和换热器距离远，管线布置不可避免地需要采用U型设计。开汽初期，塔顶气管线积液，气流不畅，管路发生振动现象。之后及时开大与低点相通的热联合换热器的凝液阀，排除积液，振动现象消除。
9、小 结
先进的工艺和精湛的设计是产品质量优秀的前提，高质量的设备和施工是保障，再加上使用者对流程的充分理解，才能保证装置安、稳、长、满、优运行。
目前装置接近满负荷操作，运行平稳。对二甲苯纯度达99.83%(质量分数)，苯结晶点达5.45 ℃，产品合格，标志着世界级大型芳烃联合装置运行成功。
