洛阳院45万吨对二甲苯联合装置设计

1、国内单系列规模最大的45万吨/年对二甲苯联合装置的设计杨宝贵 伍于璞(中国石化洛阳石化工程公司)1 概述 国内单系列规模最大的对二甲苯联合装置是中国石化集团镇海炼化公司的45万吨/年对二甲苯联合装置。是与仪征化纤公司二期聚酯工程的配套项目。该装置主要生产45万吨/年对二甲苯和4.5万吨/年邻二甲苯，1996年所进行的可行性研究是以80万吨/年连续重整和部分半再生重整的芳烃为原料。装置由歧化、吸附分离、异构化和二甲苯精馏四个单元组成。1996年完成了该项目的可行性研究，评估和引进工艺技术谈判，并确定了该装置采用引进法国ifp的吸附分离工艺，采用国内上海石化研究院开发的歧化工艺和za-95催化剂，

2、以及石油化工科学研究院开发的ski-400催化剂。鉴于国内当时尚未开发成功对二甲苯装置的模拟软件，为简化单元间物料的对接往返的手续，除了歧化由上海石化研究院完成工艺包外其余三个单元由ifp根据石油化工科学院所提供的ski-400催化剂的性能和操作条件,以及洛阳石化工程公司及用户提供的工艺及热联合方面的要求统一完成工艺包。由洛阳石化工程公司完成联合装置的工艺工程设计。1997年6-9月完成了两个工艺包以及设计联络。此时随着产品市场形势的变化并经中国石化集团同意暂缓初步设计。随后根据中国石化总公司要求将对二甲苯组合工艺技术开发中已有两套相对独立的工艺包成果以基础设计形式组合成一套完整的技术固定下来

3、。洛阳石化工程公司于1998年底完成了包括两套工艺包以及其余部分在内的基础设计。2001年项目恢复建设，此时正值镇海炼化公司进行“十五”规划，规划中拟再建一套100万吨/年连续重整装置。这样一来，生产对二甲苯的原料资源将有很大变化，由原来的80万吨/年连续重整(按每年8640小时运行计为100万吨/年)改为可由原一套80万吨/年和新一套100万吨/年连续重整装置提供，c8芳烃资源增加一倍以上。为此镇海炼化公司和洛阳石化工程公司对45万吨/年对二甲苯装置原料配置和利用进行了优化对比工作，这个工作是十分必要和有成效的，优化对比的结果，选择充分利用丰富的c8芳烃资源的无歧化的工艺方案。该方案明显地减

4、少原料和公用工程消耗，降低成本、能耗以及工程投资费用。中国石化集团批准了缓建歧化单元的方案，以及由ifp进行相应的工艺包修改，为了建设进度要求，2001年5月洛阳石化工程公司进行的初步设计与ifp的工艺包修改设计同步完成，2001年7月初步设计审查通过，2002年7月完成施工图设计，2003年7月投料试车成功。2 45万吨/年对二甲苯装置原料及加工方案选择1) 方案定义方案一:以重整油中的c7、c8和c9芳烃为原料采用歧化、吸附分离、二甲苯异构化和二甲苯精馏四套单元的组合，见图1。方案二:以重整油中的c8芳烃为原料采用吸附分离、二甲苯异构化和二甲苯精馏的三套单元的组合，见图2。2) 产品质量

5、px纯度99.8wt%, px回收率96wt%, ox纯度98wt%3) 单元组成及物料平衡简图(单位:万吨/年)c10+a 3.413ox 4.951燃料气 3.211px 45.07轻组分 4.8934) 方案一吸附分离邻二甲苯塔c9/c10分 馏塔二甲苯分馏塔二甲苯再蒸馏塔二甲苯异构化c8+重整油 46.431重整氢 0.815歧化抽提甲苯 20.995苯 7.053图1注：1.二甲苯分馏塔仅用于加工歧化和部分异构化反应产物中的c8以上芳烃，生产邻二甲苯，以确保邻二甲苯产品的纯度(不含c9非芳烃) 2.二甲苯异构化中加设一台循环塔分出大部分c8环烷烃，在异构化单元内循环以减少单元外的循环

6、量,对吸附分离有利。方案二c7馏分31.783重整油分馏塔45.00px吸附分离二套ccr重整油c7+81.8轻组分5.06二甲苯再蒸馏塔燃料气0.96二甲苯分馏塔二甲苯异构化90.168一套ccrc8+40.151psa氢气psa0.261ox4.50邻二甲苯塔34.91c9+a图2注:1.二甲苯分馏塔仅用于加工异构化反应产物中的c8以上芳烃,生产邻二甲苯以确保邻二甲苯产品纯度(不含c9非芳烃) 。 2.与方案一相同4) 新鲜原料比较见表1。 表1方案一方案二二甲苯再分馏塔总进料量,万吨/年67.42690.168(有效部分57.815)其中c8a31.77957.815 c7a20.995

7、 c9+a14.61932.353*注: (1)*该组分随原料进入分馏后送出装置，不参与反应循环，实际方案二新鲜进料仅为c8a 56.168万吨/年。 (2)方案二比方案一新鲜进料减少11.258万吨/年。5) 吸附分离和主要设计参数比较见表2。 表2设计参数方案一方案二差值(方案二减方案一) 吸附分离 进料量,万吨/年237244+7 px/进料c8a,wt%20.4419.29-1.15 eb/进料c8a, wt%11.6414.19+2.45 c8n+p/进料, wt%2.952.84 2二甲苯异构化 进料量,万吨/年 (含循环塔循环量)204.2213.4+9.2 其中抽余油191.6

8、4 其中抽余油198.85+7.21 eb/进料c8a, wt%13.1317.49+4.36 eb/进料c8a, wt%11.2312.68+1.45 c8a损失, wt%3.23.7+0.5 eb转化率, wt%2530+5.0 c8n+p/进料, wt%9.09.06) 主要辅助材料消耗比较见表3。 表3材料名称方案一方案二差值(方案二减方案一)歧化催化剂za-95(hat-95)71-71吸附剂 spx3000853995+142异构化催化剂 ski-4008185.1+4.1脱附剂 pdeb13501580+2307) 主要公用工程消耗及能耗比较见表4。 表4项目单位方案一方案二差值

9、(方案二减方案一) 燃料公斤/吨(px+ox)308.5294-14.5 电度/吨(px+ox)243.66179.6-64.06 循环水吨/吨(px+ox)6.262.1-4.16 1.0mpa蒸汽吨/吨(px+ox)0.5030.22-0.273 凝结水吨/吨(px+ox)-0.443-0.33-0.113装置能耗兆焦/吨(px+ox)417.87356.23-61.64兆焦/吨(px)459.66391.85-67.818) 工程费用方案二比方案一节省2.3亿元9) 方案比较分析(1) 当原料c8芳烃资源丰富的条件下，对于规模相同的对二甲苯联合装置，采用c8芳烃为原料(方案二)优于采用c

10、7、c8、c9芳烃为原料(方案一)，因为方案二比方案一减少了加工损失，公用工程消耗及投资费用。从上列比较可见，方案二比方案一的新鲜原料用量减少了11.258万吨/年,这是高价位的高辛烷值汽油组分，装置能耗降低61.64兆焦/吨(px+ox),相当于每加工一吨(px+ox)可以节省1.47公斤标油，每年可以节省727.65吨标油，装置工程费用节省2.3亿元。(2) 吸附分离进料中的乙苯含量方案二高于方案一，因为方案一吸附分离进料中有一部分乙苯含量低的歧化c8芳烃(乙苯含量5.26wt%)，方案二无歧化，代之为乙苯含量较高的重整油(c8芳烃含乙苯量为17.36wt%)，由于吸附分离进料中的乙苯含量

11、增大，增加了吸附分离的难度,需要相应的增加吸附剂和脱附剂的用量。同时，异构化的反应条件需要适当调整(见表2)，加大乙苯转化率，以尽量减少进入吸附分离的进料中的乙苯含量。(3) 综上分析:对于镇海炼化公司的“十五”规划的资源情况45万吨/年对二甲苯联合装置选择采用方案二是节能增效、节省投资的优化方案。3 装置的工艺技术特点 45万吨/年对二甲苯装置由吸附分离、二甲苯异构化和二甲苯蒸馏三个工艺单元组成，装置的物料平衡见上述的方案二简图所示，各单元技术特点分析如下：3.1 吸附分离 吸附分离是对二甲苯装置的核心部分，是采用法国ifp的“eluxyl”吸附分离工艺和采用ifp研制开发的spx3000分

12、子筛吸附剂，根据模拟移动床逆流选择性吸附原理，将含有四种吸附强弱不同的c8芳烃异构体的进料混合物在吸附塔不同的位置引入，由两台吸附塔串联操作，每台设12个床层共24个床层。吸附能力弱的乙苯、间二甲苯和邻二甲苯很快随对二乙苯脱附剂从吸附剂中脱附出来即为抽余液，吸附能力强的对二甲苯则缓慢的随对二乙苯脱附剂从脱附剂中脱附出来即为抽出液，从而达到分离高纯度对二甲苯的目的。该工艺是通过设在24个床层的进出6股物流管道上的144个开/关式球阀，并通过由ifp开发的计算程序控制软件scs控制这些阀门的切换操作来实现模拟移动床的吸附分离操作，这6股物流分别为进料、脱附剂、抽出液、抽余液、反洗液及吸附塔相邻床层

13、的外部旁路。该工艺分离性能可达到对二甲苯纯度为99.8wt%，对二甲苯回收率为96wt%。为便于监控，在进料、抽出液、抽余液及两台循环泵出口设有在线raman光谱仪探头与raman光谱仪相连。通过光导纤维传输到装有软件的pc机内。可将每10秒所取的一个样品计算出px、mx、ox、eb的相对含量，并可画出沿塔的浓度分布图形，提供信息帮助操作人员进行监控和操作。当发生故障或进料组成变化导致浓度分布曲线出现偏离时，可及时进行处理。例如某一开/关阀出故障时可以从raman在线仪上监测判断并经过程序自动跳过该阀所属的床层，该阀可在不停工的条件下离线维修。开/关球阀选用性能可靠、泄漏率低的产品，阀的尺寸规

14、格不受单套能力限制，适用于大规模单系列的对二甲苯装置。吸附塔进料来自二甲苯精馏单元，抽出液经过抽出液塔与脱附剂分离，再经过提纯塔得到高纯度的对二甲苯产品。抽余液经过抽余液塔与脱附剂分离后作为异构化进料，分离后的脱附剂循环至吸附塔。3.2 二甲苯异构化二甲苯异构化单元是将来自吸附分离的抽余液(即贫对二甲苯的c8芳烃异构物)转化成对二甲苯接近平衡的c8芳烃异构物，采用北京石油化工科学研究院开发研制的国产异构化催化剂ski-400。工艺操作条件和工艺性能参数见表5、表6。 表5 异构化单元工艺操作条件反应入口温度/反应器压力 /mpa(g)分离器压力 /mpa(g)反应空速/h-1氢油分子比 /mo

15、l初期末期初期末期初期末期3704200.81.280.651.133.24.8表6 异构化单元工艺性能参数反应器出口px浓度/wt%反应器出口eb浓度/wt%eb转化率 /wt%c8a环损失 / wt%c8n+p/wt%化学耗氢/wt%反应器出口脱庚烷塔底19.6512.75303.79.02.840.080.1二甲苯异构化单元分馏系统设置脱庚烷塔和循环塔双塔流程。反应产物进入脱庚烷塔从塔顶分离c7以下的组分和大部分c8环烷烃，再经过循环塔精馏分离c7以下组分后，c8环烷烃循环返回反应进料。双塔流程能尽量减少进入二甲苯精馏和吸附分离的c8芳烃中的c8环烷烃，即由9.0 wt%降至2.84 w

16、t%(见表6所示)，从而减少两个单元的相应的约5%进料量和能耗。3.3 二甲苯精馏二甲苯精馏单元的作用是将来自一套连续重整的c8以上馏分和二套连续重整的c8以上馏分以及来自二甲苯异构化单元的c8以上芳烃进行分离，生产出符合吸附分离进料要求的c8芳烃和98%纯度的邻二甲苯产品。为此该单元由重整油分馏塔、二甲苯再蒸馏塔、二甲苯分馏塔和邻二甲苯塔四塔系统组成。重整油分馏塔将来自二套连续重整的c7以上馏分分离为c7和c8馏分，c7馏分送出装置作高辛烷值汽油组分，该塔是为对二甲苯装置制备原料所需，而且在开工时该塔可用于脱除来自储罐c8以上馏分的水和氧。二甲苯再蒸馏塔分离来自一套连续重整装置的c8以上馏分

17、、本单元的重整油分馏塔底的c8以上馏分及大部分二甲苯异构化脱庚烷塔底c8以上芳烃。c9以上芳烃送出装置作高辛烷值汽油组分。二甲苯分馏塔分离来自二甲苯异构化脱庚烷塔小部分c8以上芳烃，因为该物流不含c9非芳烃，可确保生产纯度为98 wt%的邻二甲苯产品，所需一定量的的邻二甲苯及少量重芳烃由塔底分出，塔顶物流与二甲苯再蒸馏塔塔顶物流合并。邻二甲苯塔用于分离邻二甲苯产品与c9以上重芳烃。两台二甲苯塔起承上启下分离上游单元产品又制备下游单元原料的作用，此外又为联合装置中其它单元的精馏塔重沸器提供所需热量的90%以上，其中塔顶潜热分别提供给抽余液塔和抽出液塔重沸器热源占50%以上，其余由两个塔底重沸炉供

18、热。为此，两个塔顶设计压力为0.85mpa(g) 。塔顶用于调节的自产2.0mpa蒸汽供二甲苯异构化凝汽透平作动力。4 联合装置工艺及工程设计问题4.1 工艺设备大型化45万吨/年对二甲苯联合装置是国内设计同类型装置单系列最大规模的一套，三个工艺单元的单套处理量也是最大的，见表7。 表7 单元吸附分离二甲苯异构化二甲苯精馏 处理量 万吨/年244213.4283.6(1) 塔:对于大直径塔采用高效塔盘以减少塔径、塔高和塔重,见表8。表8名称常规塔(浮阀)高效塔直径(mm)高度(mm)直径(mm)高度(mm)塔盘型式抽余液塔7400/8600*521507000/8000*47950soperf

19、rac塔盘异构化脱庚烷塔600066135560057600adv浮阀二甲苯再蒸馏塔7700/8400*103250700065950md塔盘二甲苯分馏塔5100105700420083100md塔盘重整油分馏塔380043700340038000adv浮阀*精馏段/提馏段(2) 换热器:对于设计热负荷大于25mw，对数平均温差小于25的大型换热器采用高效换热器以减少设备台数和直径以减少平面布置和工程实施的困难,见表9。表9名称热负荷 mw对数平均温差常规型高效型面积(m2)或尺寸 (mm)台数面积(m2)或尺寸 (mm)台数型式抽出液塔 重沸器2524.11037 m22610 m21立式高

20、热通管抽余液塔重沸器72.619.21080 m271189 m22立式高热通管异构化反应/流出物换热器106.322.7230023000立式2壳内直径板长3480170501packinox焊板式异构化脱庚烷塔重沸器43.020.8260060002250 m22210060001卧式高热通管(3)空冷器:该装置采用全空冷的冷却方式,以减少冷却水的用量,空冷器共74片,绝大多数采用规格为312m,其中72片设在管桥上。(4)异构化反应器:径向400012922(切)是目前国内设计的同类反应器最大的一台，由国内制造。(5)两台二甲苯塔重沸炉热负荷分别为141mw和52mw，采用立管立式炉，其

21、中141mw的加热炉是国内设计同类装置中最大的一台。异构化反应加热炉负荷为17.65mw，采用多流路低压降倒u型管门式加热炉。(6)吸附塔720016400(切)两台也是国内设计同类装置单系列最大的吸附塔,壳体由国内制造,内件为ifp专有技术,由国内制造。(7)压缩机:异构化循环氢压缩机排出量为367538nm3/h，轴功率为5000kw，采用国产凝汽透平驱动的离心式压缩机。(8)机泵:装置区内共60台泵，其中250m3/h4000m3/h 30台，占50%，其流率分布情况见表10表10流率m3/h25040050080010004000合计台数10101030对于上列大型泵的设计选择原则:1

22、) 优先选用国内制造技术成熟、质量及性能可靠的机泵。2) 由于泵的气蚀余量随泵的流率的增加而增加，在同样操作条件下工艺流程泵有较低的气蚀余量，同样泵型低转速泵比高转速泵有较低的气蚀余量，因此，设计中宜选用气蚀余量较低的泵以降低塔和容器的裙座高度。3) 一些关键泵和国内尚不能制造的特大型泵由国外引进。4.2 单元之间进行热的联合利用，尽可能降低装置能耗该联合装置共有精馏塔10台，均需要提供重沸热量，同时在塔顶产出大量低温潜热，为了节约能耗，充分挖掘利用大型装置内的潜在的热量资源进行各单元之间的热联合利用是十分必要的，设计方案概述如下:. 将产热量最大的两台二甲苯塔与吸附分离单元的两个所需供热约占总供热的50%的大