某石化芳烃抽提装置节能评估及优化方案.docx
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某石化芳烃抽提装置节能评估及优化方案
目录
1.1芳烃抽提装置(15×104t/a)1
1.1.1概述1
1.1.2能耗分析1
1.1.3基础数据1
1.1.4现状及存在问题3
1.1.5优化思路3
1.1.6优化方案3
1.1.7优化改造内容3
1.1.8节能效果及技术经济指标3
1.1.9现场位置3
1.1.10工程、操作、安全等事项3
1.1.11改造项目和节能效果汇总3
1.1芳烃抽提装置(15×104t/a)
1.1.1概述
芳烃抽提装置是由中国石化工程建设公司设计,设计处理量15×104t/a,与30×104t/a催化重整装置相配套。
重整装置的稳定塔改按脱戊烷塔操作,脱戊烷油作为芳烃抽提装置脱重组分塔的进料。
本装置由芳烃抽提、芳烃分离和抽余油加氢三个单元组成,芳烃抽提单元采用SEI自行开发的环丁砜液液萃取抽提技术,分出混合芳烃及抽余油;芳烃分离部分采用白土精制、三塔分离技术(二甲苯塔采用加压操作方案),生产出苯、甲苯、混合二甲苯产品和重芳烃;抽余油加氢(900单元)单元暂未投产。
其中,苯(产品纯度99.99%)、甲苯(产品纯度99.9%)、混合二甲苯满足优级品的技术要求,脱重组分塔的重汽油组分、抽提部分的抽余油和芳烃分离部分的重芳烃作为汽油调合组分。
目前重整装置已扩能至40×104t/a,而芳烃抽提装置未做改动,造成重整脱戊烷油未全部进芳烃抽提装置。
1.1.2能耗分析
2009年本装置能耗为144.93kgEO/t(含重整车间的干气脱硫单元),通过分析各能耗比例,1.0MPa蒸汽消耗最多,其次是燃料气和电的能耗,其中,1.0MPa蒸汽(实际为催化装置#2余热锅炉产生的2.6MPa蒸汽)主要消耗在各塔底再沸器上;3.5MPa蒸汽消耗在减温减压上,以补充不足的2.6MPa蒸汽;燃料气主要消耗在二甲苯塔塔底再沸炉上;电主要消耗在机泵和各塔塔顶空冷器风机上。
因此本次优化重点主要在节约燃料、蒸汽和节电三方面,对照数据如下。
表1.1-1本装置能耗与中石化同类装置能耗水平对比表
项目
本装置注1,kgEO/t
比例,%
合计
144.93
100
各项单耗
1.0MPa蒸汽
106.69
73.61
3.5MPa蒸汽
7.6
5.24
燃料气
15.37
10.61
电
12.69
8.76
循环水
5
3.45
凝结水
-2.27
-1.57
热进(出)料(千克标油)
-0.15
-0.10
注1:
本装置能耗数据取自2009年12月能耗报表(含重整车间的干气脱硫单元)。
1.1.3基础数据
基础数据是过程用能分析的第一步,是深入分析计算的基础。
对于现有的炼油装置,数据来自工厂提供的有代表性的典型操作工况下的标定数据。
对新设计的装置,数据来自设计计算书中正常设计负荷下的工艺参数。
各装置的优化原则上均按照不低于装置设计负荷进行。
对于提供的装置标定数据低于设计负荷时,调高至设计负荷。
装置自运行以来,未进行任何扩能改造,且原料来源和产品要求未发生变化,本次优化基础数据采用2006年6月的标定报告,不足数据用2010年4月4日的操作数据补充。
(1)物料平衡
表1.1-2物料平衡表
进料名称
流量,t/h
组成,%
出料名称
流量,t/h
收率,%
脱戊烷油
23
100
苯
1
4.37
甲苯
3.15
13.72
混合二甲苯
5.27
22.90
重汽油组分
3.93
17.09
外送抽余油
9.07
39.42
重芳烃
0.58
2.51
合计
23
100
合计
23
100
(2)原料及产品性质
表1.1-3脱重组分塔油品分析数据表(ASTMD86)
物料名称
密度,kg/m3
IBP,℃
10%,℃
50%,℃
90%,℃
FBP,℃
脱重塔进料
794.1
54
84
120
164
193
塔顶抽提原料
773.5
56
78
107
136
157
塔底重汽油组分
879
162
166
170
182
238
表1.1-4脱重组分塔族组成分析数据表
脱重塔进料
塔顶抽提原料
项目
正构烷烃
异构烷烃
环烷烃
芳烃
烯烃
正构烷烃
异构烷烃
环烷烃
芳烃
烯烃
C4
0.19
0.02
0
0
-
0.48
0.08
0
0
-
C5
2.25
2.54
0.34
0
-
2.73
3.13
0.45
0
-
C6
3.6
7.45
0.45
5.03
-
4.39
9.18
0.57
6.29
-
C7
2.1
6.93
0.27
15.7
-
2.7
8.86
0.36
20.99
-
C8
0.8
3.32
0.04
21.87
-
0.97
4.01
0.51
28.53
-
C9
0.21
0.56
0.27
15.69
-
0.24
0.65
0.32
2.16
-
C10
0.03
0.44
0.01
7.28
-
0
0.35
0
0.12
-
C11
0
0
0
0.87
-
0
0
0
0.17
-
C总
9.18
21.26
1.38
66.44
1.74
11.51
26.26
2.21
58.26
1.76
表1.1-5芳烃分离单元分析数据表
项目
混合芳烃
苯塔回流
苯产品
甲苯进料
甲苯产品
二甲苯进料
重芳烃
混合二甲苯
密度,kg/m3
867.9
-
-
867.2
-
867.7
868.3
初馏点:
139.8℃;
终馏点:
141.06℃
非芳烃,%
-
0.69
-
-
-
-
-
苯,%
10.84
99.31
99.99
-
-
-
甲苯,%
35.43
-
0.01
42.81
99.94
-
-
乙苯,%
8.75
-
-
9.6
0.04
16.78
-
对二甲苯,%
8.51
-
-
9.23
0.01
16.12
-
间二甲苯,%
19.99
-
-
21.46
0.01
37.42
-
邻二甲苯,%
11.62
-
-
12.48
-
21.63
0.13
C9芳烃,%
4.85
-
-
4.4
-
8.07
99.87
C9+芳烃,%
-
-
合计,%
100
100
100
100
100
100
100
(3)主要操作条件
表1.1-6主要操作条件表
物料名称
流量,t/h
温度,℃
压力,MPa
备注
脱重组分塔
原料进塔
23
100
-
塔顶油气
-
114.6
常压
回流
7.31
39
-
塔顶采出
17.2
-
-
塔底采出
4.37
181.5
-
苯塔
原料进塔
10.59
97.6
-
塔顶油气
-
83.47
常压
回流
15.6
42
-
侧线采出
1.175
82.4
-
塔底采出
9.33
140.7
-
甲苯塔
原料进塔
9.33
140
-
塔顶油气
-
114.2
常压
回流
12.35
39.5
-
塔顶采出
3.48
-
-
塔底采出
5.75
152.6
-
二甲苯塔
原料进塔
5.75
152
-
塔顶油气
-
187.6
0.21
回流
19.74
137
-
塔顶采出
5.271
-
-
塔底采出
0.488
217.9
-
重整装置脱戊烷塔
C201塔底脱戊烷油
36.3
212.4
1.12
脱戊烷油经E205/ABC
36.3
106
1.12
脱戊烷油进芳烃抽提装置
30
106
1.12
脱戊烷油做汽油出装置
6.3
35
1.12
1.1.4现状及存在问题
(1)能量利用环节
每个装置都有一个或几个核心的单元用能过程,如反应、分馏、萃取和吸收等,对应着相应的设备成为装置的主体。
在这里完成由原料到产品的转化,是能量利用的中心环节。
优化该环节的目的是从源头上减少用能,该环节的优化是过程能量优化的首要内容,也将带动其它环节的优化。
该装置的能量利用环节主要包括:
白土塔2座、分馏塔10座,不含抽余油加氢单元。
由于芳烃抽提单元涉及到环丁砜液液萃取抽提技术的专利,且装置运行良好,在此不做分析,仅分析脱重组分塔和芳烃分离单元的3座塔(苯塔、甲苯塔、二甲苯塔)。
下表是脱重组分塔和芳烃分离单元3塔的操作值(满负荷运行)和设计值对比表。
表1.1-7塔的操作值和设计值对比表
项目
脱重组分塔
苯塔
甲苯塔
二甲苯塔
操作值
设计值
操作值
设计值
操作值
设计值
操作值
设计值
操作压力,MPa
-
0.04
-
0.04
-
0.04
0.21
0.35
塔顶温度,℃
114.6
124
83.47
91
114.2
124
187.6
205
塔底温度,℃
181.5
192
140.5
147
152.6
162
217.9
222
回流比
0.43
1.04
12.28
8.5
3.55
3.9
3.75
4.8
由上表可知,脱重组分塔和分离单元的三塔均为常压操作,操作压力已无优化潜力;苯塔的回流比操作值远高于设计值具有优化潜力;而甲苯塔和二甲苯塔的回流比操作值均低于设计值,优化潜力不大。
但通过模拟计算和分析,认为以下几方面有优化潜力:
1)脱重组分塔
该塔作用是将脱戊烷油分离出抽提原料和高辛烷值重汽油组分,抽提原料作为抽提塔进料,重汽油组分作为调合汽油送出装置。
该塔共50层塔盘,第24层进料(自下而上数),常压操作,塔底热源为2.2MPa蒸汽,流量为5.6t/h。
a)进料温度偏低
目前,脱戊烷油进装置温度为80℃,和脱重组分塔底重汽油换热后,进塔温度温度为100℃,和设计值120.5℃相比,偏低。
2)苯塔
该塔作用是从芳烃抽提单元的混和芳烃中分离出产品苯,塔底为C7+。
该塔共60层塔盘(自上而下数),第30层进料,苯产品自第55层抽出,常压操作,塔底热源为2.6MPa蒸汽,流量为3.0t/h。
侧线得到纯度为99.99%的苯,塔底为甲苯塔进料。
a)进料位置和回流比有优化的潜力
通过模拟计算,分析当前进料位置是否为最佳进料位置,从而带来回流比优化。
3)甲苯塔
该塔作用是分离出产品甲苯。
共有50层塔盘(自上而下数),第25层进料,常压操作,塔底热源为二甲苯塔塔顶油气。
塔顶得到纯度为99.9%以上的甲苯,塔底为二甲苯塔进料。
a)进料位置和回流比有优化的潜力
通过模拟计算,分析当前进料位置是否为最佳进料位置,从而带来回流比优化。
2)二甲苯塔
该塔作用是从甲苯塔塔底的C8+组分中分离出产品混合二甲苯和重芳烃C9+。
该塔共65层塔盘(自上而下数),第32层进料,加压操作,塔顶压力为0.21MPa(设计值为0.35MPa),塔底热源为燃料气。
塔顶得到馏程温度范围在137.5-141.5℃(3℃混合二甲苯产品规格的要求)或137-143℃(5℃混合二甲苯产品规格的要求)的混合二甲苯,塔底为作为调合汽油的重芳烃。
从目前的化验数据来看,塔顶混合二甲苯的馏程温度范围为139.8~141.06,满足混合二甲苯的产品规格,并不存在产品质量过剩或不足的问题。
a)塔顶操作压力有进一步优化的潜力
由表1.1-7可以看出,该塔已进行降压操作,且塔顶油气的热量满足甲苯塔底热量的需求,塔顶操作压力是否有进一步降低的潜力,需要进行详细的模拟计算。
b)进料位置和回流比有优化的潜力
通过模拟计算,分析当前进料位置是否为最佳进料位置,从而带来回流比优化。
(2)能量回收环节
能量回收环节主要由大量换热过程构成,相应的设备则是各种换热器、蒸汽发生器、冷却器、空冷器和流动火用回收装置(液力透平)等。
它们在工艺装置中占有相当大比重,分布于工艺物料流程的各个部位。
降低传热过程的火用损,增加回收能是这一环节的重要任务。
这部分优化包括三个方面的内容:
1)回收未回收的热量。
2)降低换热过程的传热温差。
3)以热进出料契机,升级利用低品位热量。
通过调研,发现存在以下问题:
1)脱戊烷热进料温度有进一步提高的潜力
目前脱戊烷油直供料温度为80℃,催化重整装置经过优化后,脱戊烷油热进料温度提高至106℃。
2)回收未回收的热量
a)脱重塔塔顶油气热量有回收潜力
脱重塔塔顶油气(114℃,24.5t/h)直接进空冷器,冷却至40℃,该油气热量有回收潜力。
b)苯塔顶油气热量有回收的潜力
甲苯塔顶油气(84℃,15t/h)直接进空冷器,冷却至40℃,该油气热量有回收潜力。
c)甲苯塔顶油气热量有回收潜力
甲苯塔顶油气(115℃,15t/h)直接进空冷器,冷却至40℃,该油气热量有回收潜力。
3)换热过程的传热温差大
白土塔进料40℃和出料155℃直接换热,换热过程传热温差大。
(3)能量转换环节
工艺利用环节的工艺总用能除由回收环节提供一部分外,还必须由外界补充供入能量。
这部分能量主要是热量,少部分是流动功,也可以是其它形式的能量如蒸汽和直接电功等。
把外界的能源通过转换或传输,按照装置工艺过程要求的形式、数量和品位供给体系的工艺物流,便是这个环节的任务。
在大部分装置中,它们主要包括以下内容:
1)通过加热炉、锅炉把燃料化学能(火用)转换为热,供给工艺流体或水蒸气,称为他们的物理能(火用)。
2)通过电动机、燃气轮机与各种压缩机、风机和泵的组合,把电能或燃气、蒸汽的物理能(火用)转换为工艺流体或其它介质的流动火用。
3)随着大系统联合的发展,从其它装置或其它工厂直接输入装置的物理能(如蒸汽、热联合等)。
通过调研,发现存在以下问题:
1)二甲苯塔底再沸炉
二甲苯塔底再沸器F801的排烟温度为180℃,具有降低潜力;烟气氧含量为4.5%,具有降低潜力;对流段表面温度为92℃,辐射室炉顶温度80℃,散热量较大,保温效果和密封有待加强。
2)风机和机泵
二甲苯塔底再沸炉的引风机、苯塔塔顶空冷器风机、甲苯塔顶空冷器风机、二甲苯塔顶空冷器风机均已增上变频。
脱重组分塔C701塔顶空冷器风机、汽提塔C703塔顶空冷器风机、回收塔C704塔顶空冷器风机均有增上变频的潜力。
(4)其他
1)循环水
芳烃抽提装置的循环水已和催化重整装置进行串级利用,已无优化潜力。
2)芳烃抽提装置具有扩能的潜力
目前重整装置已扩能至40×104t/a,而与30×104t/a配套的芳烃抽提装置未做改动,造成重整脱戊烷油未全部进芳烃抽提装置,部分汽油去罐区做调合汽油,鉴于汽油对苯含量的限制,脱戊烷油尽可能进芳烃抽提装置多产芳烃,这是本装置最大的效益增长点。
1.1.5优化思路
(1)能量利用环节
塔优化的目的是降低工艺总用能,对于简单分馏塔,主要从以下几个方面做工作:
1)降低回流比,减少质量过剩。
2)降低塔的操作压力,充分挖掘现有流程的潜力。
3)进料位置优化,同时满足回收环节优化后对于进料温度变化的需求;操作工况下的原料性质和操作条件可能与原设计工况不一致,通过模拟,找出适应新的进料条件下的最优进料位置,可以降低负荷。
4)传质强化。
即通过强化传质过程提高分离效果,或者说在产品质量不变的前提下达到降低分离过程用能的目的。
采取的方法有:
a)通过水力学核算调整塔盘开孔率,使塔盘处于适宜操作区间。
b)更换高效塔盘或填料,或加高塔体增加理论板数。
5)增上中间再沸器。
通过增上中间再沸器,可以降低分馏塔用热的品质,也是一项重要的节能措施。
各塔的优化将根据具体情况决定。
以下将结合本装置的塔分别叙述。
1)脱重组分塔
重整装置优化过后,脱戊烷油热进料温度由80℃提高至106℃,和脱重组分塔底重汽油换热后,进塔温度提高,势必带来进料位置的优化,从而降低塔底热负荷,节约塔底蒸汽。
同时其他操作参数,如回流比等也会随之发生变化。
2)苯塔
进料位置和回流比优化
3)甲苯塔
进料位置和回流比优化
4)二甲苯塔
a)塔顶操作压力优化
二甲苯塔降压操作,既降低塔底再沸炉的负荷,又使塔顶油气的热量满足甲苯塔底热量的需求。
b)进料位置和回流比优化
(2)能量回收环节
1)原料油热进料
原料热进料后,降低换热器传热温差,替代出高温位热量,节省加热炉燃料。
2)回收未回收的热量
a)回收脱重组分塔顶油气的热量
b)回收苯塔塔顶油气的热量
c)回收甲苯塔顶油气的热量
3)降低换热过程的传热温差
苯塔塔顶油气(84℃)用于预热白土塔进料(40℃),降低白土塔进出料换热器的传热温差。
(3)能量转换环节
1)加热炉
a)优化加热炉运行,降低燃料消耗
b)看火窗或人孔安装高温隔热玻璃,加强弯头箱等散热量较大部位的保温,减少漏风和散热损失。
2)风机
部分空冷器的风机增加变频。
(4)结合总流程优化,芳烃抽提装置扩能改造
结合总流程优化、汽油和“三苯”的市场价格以及汽油中苯含量的限制,尽可能使脱戊烷油进芳烃抽提装置,因此芳烃抽提装置需要进行扩能改造。
1.1.6优化方案
(1)能量利用环节
下表是各塔操作参数的操作值和模拟值对比表。
各塔的产品纯度均是以表1.1-5中的数值为基础进行模拟的。
表1.1-8各塔操作参数的操作值和模拟值对比表
项目
脱重组分塔
苯塔
甲苯塔
二甲苯塔
操作值
模拟值
操作值
模拟值
操作值
模拟值
操作值
模拟值
进料量,t/h
22.6
22.6
10.59
10.59
9.33
9.44
5.75
5.67
塔顶温度,℃
114.6
115.7
83.47
84
114.2
114.6
187.6
188.6
塔底温度,℃
181.5
182.3
140.5
141
152.6
153.5
217.9
217
塔顶采出,t/h
17.2
17.6
1.175
1.147
3.48
3.75
5.271
5.1
塔底采出,t/h
4.37
5.0
9.33
9.44
5.75
5.67
0.488
0.57
塔底蒸汽量*,t/h
5.6
5.2
3
2.1
-
-
-
-
回流量,t/h
7.31
10.7
15.6
8.55
12.35
12.44
19.74
19.13
回流比
0.43
0.609
12.38
7.45
3.55
3.31
3.75
3.75
设计回流比
1.04
8.5
3.9
4.8
*塔底2.2MPa蒸汽的热值取55×104kcal/h
芳烃抽提装置精馏塔的操作和运行状态良好,未遇到装置扩能或操作的瓶颈,下述优化方案均是从操作角度进行的。
1)脱重组分塔
脱重组分塔的分离目标:
塔顶C9+含量4%(参考表1.1-4)。
由于化验分析数据和现场仪表的误差,模拟值和操作值略有偏差。
当进料温度为100℃时,欲使塔顶C9+含量为4%(即化验分析值),和模拟值相比,塔底蒸汽量相差较小,回流量偏低(对应回流比小),建议车间适当提高回流量,和塔底再沸器蒸汽带进塔的热量达到平衡。
脱戊烷油热进料后,进装置温度由80℃提高至106℃,和脱重组分塔底重汽油换热后,进塔温度由100℃提高至120.7℃,和设计进料温度相同。
下表是进料温度提高前后,脱重组分塔的操作参数和塔顶塔底负荷对比表。
表1.1-9脱重组分塔进料温度提高前后的模拟结果对比表
进料温度,℃
100
120.7
塔顶负荷,kW
3326
3417
塔底负荷,kW
3473
3297
回流量,t/h
10.7
11.53
回流比
0.609
0.658
由上表可以看出,当进料温度提高至120.7℃时,塔顶塔底负荷变化不大。
通过分析一定进料组成下的泡点温度发现,在进料压力为0.2~0.5MPa下,脱戊烷油的泡点温度范围为126~163℃,进料温度低于泡点温度进料。
所以进料温度提高至120.7℃时,塔顶冷却负荷略增加91kW,塔底再沸器负荷略降低176kW,节约蒸汽0.2t/h
由于优化后的进塔温度和设计进塔温度一致,在设计塔内构件时已经考虑到塔板参数,在此不再对其水力学性能分析。
2)苯塔
苯塔的分离目标:
产品苯纯度99.99%(参考表1.1-4)。
换热网络优化后,苯塔的进料温度由97.6℃升高至121℃。
由表1.1-8可以看出,当塔顶产品苯的纯度为99.99%时,和模拟值相比,回流量(回流比)和塔底蒸汽量均偏大,建议车间将回流量由15.6t/h降至6.3t/h,回流比由12.38降低至5.49(设计回流比8.5),可节约塔底蒸汽1.1t/h。
3)甲苯塔和二甲苯塔
甲苯塔的分离目标:
产品甲苯纯度99.94%(参考表1.1-4),考虑到卡边操作(优级二甲苯纯度要求99.9%),优化时仍采用99.94%作为产品纯度优化的指标。
二甲苯塔的分离目标:
产品二甲苯馏程范围为137.5-141.5℃。
二甲苯塔采用加压操作以回收塔顶热量,二甲苯塔顶油气作为甲苯塔的热源,多余的热量用空冷冷却,这样既降低二甲苯塔顶油气冷却的负荷,又取消了甲苯塔底的蒸汽,达到降低装置能耗的目的。
由表1.1-8可以看出,甲苯塔和二甲苯塔的操作值和模拟值误差较小,说明二甲苯塔顶油气的热量和甲苯塔底所需的热量是很匹配的。
二甲苯塔顶操作压力的操作值为0.21MPa,为保证塔顶温度和实际值接近,模拟值的塔顶压力略微下调至0.19MPa,在误差的允许范围内。
下表是甲苯塔和二甲苯塔的塔顶塔底温度和塔顶、塔底负荷表。
表1.1-10甲苯塔和二甲苯塔的模拟结果表
模拟值
设计值
项目
甲苯塔
二甲苯塔
二甲苯塔
塔顶压力
-
0.19
0.35
塔顶温度,℃
114.6
188.6
205
塔底温度,℃
153.5
217
222
塔顶负荷,kW
1656
2817
3136
塔底负荷,kW
2091
2836
3218
由上表可知,二甲苯塔已进行降压操作,由0.35MPa降至0.21MPa,塔顶负荷(2817kW)能满足甲苯塔底负荷(2091kW)的需求。
考虑到二甲苯塔顶油气的管路压降和经过甲苯塔底再沸器E805的压降,再降压操作可行性较小。
建议车间在满足产品要求的条件下,保持目前的操作状态。
下表是甲苯塔底再沸器E805的模拟结果。
表1.1-11甲苯塔底再沸器E805的模拟结果
操作值
设计值
项目
甲苯塔底流体(冷)
二甲苯
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