洛陽院45萬噸對(duì)二甲苯聯(lián)合裝置設(shè)計(jì)

1、國(guó)內(nèi)單系列規(guī)模最大的45萬噸/年對(duì)二甲苯聯(lián)合裝置的設(shè)計(jì)國(guó)內(nèi)單系列規(guī)模最大的45萬噸/年對(duì)二甲苯聯(lián)合裝置的設(shè)計(jì)楊寶貴 伍于璞(中國(guó)石化洛陽石化工程公司)1 概述 國(guó)內(nèi)單系列規(guī)模最大的對(duì)二甲苯聯(lián)合裝置是中國(guó)石化集團(tuán)鎮(zhèn)海煉化公司的45萬噸/年對(duì)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(xiàng)目。該裝置主要生產(chǎn)45萬噸/年對(duì)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(gè)單元組成。1996年完成了該項(xiàng)目的可行性研究，評(píng)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(guó)ifp的吸附分離工藝，采

2、用國(guó)內(nèi)上海石化研究院開發(fā)的歧化工藝和za-95催化劑，以及石油化工科學(xué)研究院開發(fā)的ski-400催化劑。鑒于國(guó)內(nèi)當(dāng)時(shí)尚未開發(fā)成功對(duì)二甲苯裝置的模擬軟件，為簡(jiǎn)化單元間物料的對(duì)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(gè)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(jì)。1997年6-9月完成了兩個(gè)工藝包以及設(shè)計(jì)聯(lián)絡(luò)。此時(shí)隨著產(chǎn)品市場(chǎng)形勢(shì)的變化并經(jīng)中國(guó)石化集團(tuán)同意暫緩初步設(shè)計(jì)。隨后根據(jù)中國(guó)石化總公司要求將對(duì)二甲苯組合工藝技術(shù)開發(fā)中已有兩套相對(duì)獨(dú)立

3、的工藝包成果以基礎(chǔ)設(shè)計(jì)形式組合成一套完整的技術(shù)固定下來。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(jì)。2001年項(xiàng)目恢復(fù)建設(shè)，此時(shí)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(duì)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(shí)運(yùn)行計(jì)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(duì)45萬噸/年對(duì)二甲苯裝置原料配置和利用進(jìn)行了優(yōu)化對(duì)比工作，這個(gè)工作是十分必要和有成效的，優(yōu)化對(duì)比的結(jié)果，選擇充分利

4、用豐富的c8芳烴資源的無歧化的工藝方案。該方案明顯地減少原料和公用工程消耗，降低成本、能耗以及工程投資費(fèi)用。中國(guó)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(jì)與ifp的工藝包修改設(shè)計(jì)同步完成，2001年7月初步設(shè)計(jì)審查通過，2002年7月完成施工圖設(shè)計(jì)，2003年7月投料試車成功。2 45萬噸/年對(duì)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

5、和二甲苯精餾的三套單元的組合，見圖2。2) 產(chǎn)品質(zhì)量 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(jiǎn)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(tái)循環(huán)塔分出

6、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)量,對(duì)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)

7、其中c8a31.77957.815 c7a20.995 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(shí)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(jì)參數(shù)比較見表2。 表2設(shè)計(jì)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)

8、量)204.2213.4+9.2 其中抽余油191.64 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

9、程消耗及能耗比較見表4。 表4項(xiàng)目單位方案一方案二差值(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(fèi)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(duì)于規(guī)模相同的對(duì)

10、二甲苯聯(lián)合裝置，采用c8芳烴為原料(方案二)優(yōu)于采用c7、c8、c9芳烴為原料(方案一)，因?yàn)榉桨付确桨敢粶p少了加工損失，公用工程消耗及投資費(fèi)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(jià)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(fèi)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?yàn)榉桨敢晃椒蛛x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

11、苯量為17.36wt%)，由于吸附分離進(jìn)料中的乙苯含量增大，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(shí)，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(duì)于鎮(zhèn)海煉化公司的“十五”規(guī)劃的資源情況45萬噸/年對(duì)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(diǎn) 45萬噸/年對(duì)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(gè)工藝單元組成，裝置的物料平衡見上述的方案二簡(jiǎn)圖所示，各單元技術(shù)特點(diǎn)分析如下：3.1 吸附分離 吸附分離是對(duì)二甲苯裝置的核心部分，是采用法國(guó)ifp的“eluxy

12、l”吸附分離工藝和采用ifp研制開發(fā)的spx3000分子篩吸附劑，根據(jù)模擬移動(dòng)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(tái)吸附塔串聯(lián)操作，每臺(tái)設(shè)12個(gè)床層共24個(gè)床層。吸附能力弱的乙苯、間二甲苯和鄰二甲苯很快隨對(duì)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(duì)二甲苯則緩慢的隨對(duì)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(duì)二甲苯的目的。該工藝是通過設(shè)在24個(gè)床層的進(jìn)出6股物流管道上的144個(gè)開/關(guān)式球閥，并通過由ifp開發(fā)的計(jì)算程序控制軟件scs控制這些閥門的切換操作來實(shí)現(xiàn)模擬移動(dòng)床的吸附分離操作，這6股物流分別

13、為進(jìn)料、脫附劑、抽出液、抽余液、反洗液及吸附塔相鄰床層的外部旁路。該工藝分離性能可達(dá)到對(duì)二甲苯純度為99.8wt%，對(duì)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(tái)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(gè)樣品計(jì)算出px、mx、ox、eb的相對(duì)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(shí)，可及時(shí)進(jìn)行處理。例如某一開/關(guān)閥出故障時(shí)可以從raman在線儀上監(jiān)測(cè)判斷并經(jīng)過程序自動(dòng)跳過該閥所屬的床層，該閥可在不停工的條件下離線維

14、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)格不受單套能力限制，適用于大規(guī)模單系列的對(duì)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(duì)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(duì)二甲苯的c8芳烴異構(gòu)物)轉(zhuǎn)化成對(duì)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(guó)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

15、壓力 /mpa(g)反應(yīng)空速/h-1氫油分子比 /mol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

16、芳烴中的c8環(huán)烷烴，即由9.0 wt%降至2.84 wt%(見表6所示)，從而減少兩個(gè)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(duì)二甲苯裝置制備原料所需，而且在開工時(shí)該塔可用于脫除來自儲(chǔ)罐c8以上餾分的水和氧

17、。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、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?yàn)樵撐锪鞑缓琧9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(tái)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

18、抽出液塔重沸器熱源占50%以上，其余由兩個(gè)塔底重沸爐供熱。為此，兩個(gè)塔頂設(shè)計(jì)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(dòng)力。4 聯(lián)合裝置工藝及工程設(shè)計(jì)問題4.1 工藝設(shè)備大型化45萬噸/年對(duì)二甲苯聯(lián)合裝置是國(guó)內(nèi)設(shè)計(jì)同類型裝置單系列最大規(guī)模的一套，三個(gè)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(duì)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

19、*521507000/8000*47950soperfrac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(duì)于設(shè)計(jì)熱負(fù)荷大于25mw，對(duì)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(tái)數(shù)和直徑以減少平面布置和工程實(shí)施的困難,見表9。表9名稱熱負(fù)荷 mw對(duì)數(shù)平均溫差常規(guī)型高效型面積(m2)或尺寸 (mm)臺(tái)數(shù)面積(m2)或尺寸 (mm)臺(tái)數(shù)型式抽出液塔

20、重沸器2524.11037 m22610 m21立式高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(zhǎng)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(guó)內(nèi)設(shè)計(jì)的同類反應(yīng)器最大的一臺(tái)，由國(guó)內(nèi)制造。(5)兩臺(tái)二甲苯塔重沸

21、爐熱負(fù)荷分別為141mw和52mw，采用立管立式爐，其中141mw的加熱爐是國(guó)內(nèi)設(shè)計(jì)同類裝置中最大的一臺(tái)。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(tái)也是國(guó)內(nèi)設(shè)計(jì)同類裝置單系列最大的吸附塔,殼體由國(guó)內(nèi)制造,內(nèi)件為ifp專有技術(shù),由國(guó)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(guó)產(chǎn)凝汽透平驅(qū)動(dòng)的離心式壓縮機(jī)。(8)機(jī)泵:裝置區(qū)內(nèi)共60臺(tái)泵，其中250m3/h4000m3/h 30臺(tái)，占50%，其流率分布情況見表10表10流率m3/h25040050080010004000合

22、計(jì)臺(tái)數(shù)10101030對(duì)于上列大型泵的設(shè)計(jì)選擇原則:1) 優(yōu)先選用國(guó)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(jì)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(guó)內(nèi)尚不能制造的特大型泵由國(guó)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(tái)，均需要提供重沸熱量，同時(shí)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(jì)方案概述如下:. 將產(chǎn)熱量最大的兩臺(tái)二甲苯塔與吸附分離單元的兩個(gè)所需供熱約占總供熱的50%的