魏林海

(中海油東方石化有限責(zé)任公司,海南 東方 572600)

乙苯(EB)是重要的化工原料,99%作為中間產(chǎn)物用于生產(chǎn)苯乙烯(SM),進(jìn)而生產(chǎn)ABS樹脂、PS、SAN樹脂等諸多下游產(chǎn)物。工業(yè)生產(chǎn)中85%的乙苯由乙烯和苯烷基化生成,少部分由C8芳烴分離法、苯/乙醇法等生成。目前國內(nèi)烷基化反應(yīng)主要有純乙烯制乙苯和稀乙烯制乙苯兩個分支[1-2]。

近年來,隨著生產(chǎn)的發(fā)展和社會的進(jìn)步,節(jié)能增效逐漸成為化工企業(yè)面臨的一項重要課題。限于煉油裝置的規(guī)模,催化干氣量普遍較低,國內(nèi)大部分稀乙烯制乙苯裝置的負(fù)荷常年維持在65%左右,嚴(yán)重影響了乙苯/苯乙烯聯(lián)合裝置的綜合效益。本文以東方石化為分析載體,著重分析低負(fù)荷干氣制乙苯/苯乙烯裝置的運行現(xiàn)狀,以及如何通過調(diào)整優(yōu)化,最終實現(xiàn)綜合產(chǎn)能優(yōu)化,提升經(jīng)濟(jì)效益。

1 低負(fù)荷干氣制乙苯苯乙烯現(xiàn)狀

1.1 工藝流程簡介

催化裝置產(chǎn)生的干氣中含有體積分?jǐn)?shù)約10%～20%的干氣,該部分干氣通常作為燃料使用,造成乙烯資源的浪費。利用催化干氣制乙苯苯乙烯就是一個合理利用干氣中乙烯的有效途徑。經(jīng)過烷基化和烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng),生成中間產(chǎn)物乙苯和副產(chǎn)物丙苯、烷基化尾氣、高沸物等。經(jīng)過絕熱脫氫反應(yīng)之后,生成產(chǎn)物苯乙烯和副產(chǎn)物脫氫尾氣、甲苯、丙苯等。

1.2 裝置存在問題

干氣受上游裝置影響,大部分干氣制乙苯苯乙烯的設(shè)計負(fù)荷較低,綜合單位能耗較高。在運行過程中受上游調(diào)整影響,使得低負(fù)荷操作成為常態(tài),這就導(dǎo)致了裝置整體能耗的必然增高。由于負(fù)荷與設(shè)計工況不符合,按設(shè)計參數(shù)操作易導(dǎo)致系統(tǒng)不穩(wěn)定和能耗的增加,進(jìn)而影響裝置的整體經(jīng)濟(jì)效益,所以迫切需要對裝置操作進(jìn)行優(yōu)化調(diào)整。

2 節(jié)能降耗措施制定

2.1 外購中間產(chǎn)品乙苯提升苯乙烯裝置負(fù)荷

國內(nèi)大部分稀乙烯干氣制乙苯/苯乙烯裝置的負(fù)荷整體偏低,基本維持在6萬～12萬t/a,裝置整體能耗偏高。況且在生產(chǎn)過程中,由于上游裝置的影響,裝置負(fù)荷常低于設(shè)計負(fù)荷,這就導(dǎo)致裝置整體能耗大大增加,導(dǎo)致經(jīng)濟(jì)效益受損。

以中海油東方石化為例進(jìn)行分析。東方石化干氣制乙苯裝置設(shè)計負(fù)荷為12萬t/a,裝置設(shè)計能耗為500 kgEO/tSM。受上游催化裝置限制,裝置負(fù)荷常年維持在70%左右,導(dǎo)致乙苯/苯乙烯裝置整體能耗偏高,能耗常年在550～570 kgEO/tSM之間徘徊。公司考慮外購原料來提升裝置負(fù)荷。提升負(fù)荷可以選擇外購乙烯或者中間產(chǎn)品乙苯,考慮到裝置所處地域周圍并無煉廠有過剩干氣,故考慮外購中間乙苯的可能性。原料苯、中間產(chǎn)品乙苯、產(chǎn)品苯乙烯的價格表對比分析如表1。

表1 原材料價格對比

經(jīng)表1對比可以看出,雖然原料苯、中間乙苯、苯乙烯價格波動幅度較大,但是苯與乙苯、乙苯與苯乙烯的級間價格差相對穩(wěn)定。經(jīng)過綜合分析之后發(fā)現(xiàn),負(fù)荷提升帶來的能耗增加成本低于苯乙烯與乙苯的差價,裝置外購中間產(chǎn)品乙苯存在利潤空間。

通過組織罐區(qū)更改現(xiàn)場流程,實現(xiàn)外購乙苯工序,并且制定苯乙烯裝置負(fù)荷調(diào)整措施,最終實現(xiàn)了優(yōu)化調(diào)整。調(diào)整之后乙苯裝置負(fù)荷不變,苯乙烯裝置負(fù)荷提升到92%左右。對比情況如表2所示。

表2 外購乙苯前后對比

由表2數(shù)據(jù)可以看出,外購乙苯提升裝置負(fù)荷后,綜合能耗大幅下降了62 kgEO/tSM,節(jié)能效果顯著。

2.2 燃料氣消耗優(yōu)化

圖1為東方石化各加熱爐燃料氣能耗占比。

圖1 裝置能耗分布

從圖1可以看出,裝置能耗接近50%的消耗為燃料氣;而其中尤其以循環(huán)苯塔重沸爐F-103和蒸汽過熱爐H-3001消耗量最大。通過分析對比,判斷這兩個爐可優(yōu)化的空間較大,所以針對這兩個加熱爐進(jìn)行著重分析。

2.2.1 循環(huán)苯塔加熱爐燃料氣優(yōu)化

通過要因分析表進(jìn)行逐個確認(rèn),然后進(jìn)行實驗驗證,最終確認(rèn)循環(huán)苯塔在降溫降壓之后產(chǎn)品依然可以維持優(yōu)良的產(chǎn)品質(zhì)量,于是對循環(huán)苯塔進(jìn)行了操作調(diào)整。通過優(yōu)化循環(huán)苯塔操作,使得加熱爐(F-103)燃料氣消耗量從約1 521.2 Nm3/h降到1 243.7 Nm3/h。燃料氣密度按0.6 kg/m3計算,每小時節(jié)約燃料氣166.5 kg,一年運行8 000 h,年節(jié)約燃料氣1 332 t。F-103綜合能耗由最初的99.39 kgEO/tSM降到目前的58.26 kgEO/tSM。

2.2.2 蒸汽過熱爐燃料氣優(yōu)化

根據(jù)現(xiàn)場逐個排查分析,確定從提高熱效率和檢查整改加熱爐保溫兩方面來減少整個加熱爐的燃料氣用量。通過調(diào)整氧含量之后蒸汽過熱爐的熱效率提升如圖2所示。

圖2 蒸汽過熱爐熱效率提升

調(diào)整、修理爐外壁的保溫,使得爐外壁溫度低于80 ℃,并對外壁溫度進(jìn)行檢查,最終實現(xiàn)了效果優(yōu)化。優(yōu)化前后加熱爐燃料氣流量由938 kg/h降至901 kg/h,每小時節(jié)省燃料氣37 kg,按燃料氣價格1元/kg,每年可節(jié)省約32萬元。

2.3 蒸汽系統(tǒng)優(yōu)化

2.3.1 尾氣壓縮機(jī)蒸汽用量優(yōu)化

脫氫單元的負(fù)壓由尾氣壓縮機(jī)C-3001提供,該壓縮機(jī)采用3.2 MPa(G)蒸汽進(jìn)行驅(qū)動。該等級蒸汽消耗在整個苯乙烯裝置內(nèi)部占比較高。

尾氣壓縮機(jī)C3001是苯乙烯裝置關(guān)鍵設(shè)備之一,機(jī)組由3.2 MPa蒸汽透平驅(qū)動。3.2 MPa蒸汽設(shè)計流量12 t/h,汽輪機(jī)入口溫度設(shè)計380 ℃,正常投用狀態(tài)下汽輪機(jī)入口溫度僅335 ℃,為了防止液相沖擊汽輪機(jī),造成汽輪機(jī)損壞,在蒸汽進(jìn)入汽輪前需要放空至少1.5 t/h才能保證基本的溫度。長期運行造成了蒸汽浪費,也增加了現(xiàn)場噪聲污染,通過技改在蒸汽放空管線上新增減溫減壓器Q3101,進(jìn)行蒸汽回收再利用,達(dá)到降本目標(biāo)?；厥?.2 MPa蒸汽1.5 t/h,蒸汽單價按照270元/t計算,年產(chǎn)生效益:1.5 t/h×8 000 h×270元/t=324萬元/a。

2.3.2 乙苯蒸發(fā)器加熱蒸汽用量優(yōu)化

乙苯蒸發(fā)器為脫氫反應(yīng)提供進(jìn)料,殼程采用0.35 MPa(G)蒸汽進(jìn)行加熱。其中乙苯進(jìn)料有罐區(qū)冷乙苯、熱乙苯(乙苯裝置乙苯精餾塔直供)、循環(huán)乙苯(苯乙烯裝置乙苯回收塔供給)三股。裝置開工初期由于系統(tǒng)尚未完善:熱乙苯進(jìn)料純度、乙苯蒸發(fā)系統(tǒng)都未完全穩(wěn)定,所以在初期并未投用乙苯蒸發(fā)器熱乙苯進(jìn)料。這在一定程度上增加了乙苯蒸發(fā)器E-3004的加熱蒸汽用量增加了裝置的整體能耗。

裝置剛開工期間由于乙苯產(chǎn)品中二乙苯及異丙苯含量不穩(wěn)定,且之前負(fù)荷較低,在乙苯蒸發(fā)器E-3004的三股進(jìn)料:罐區(qū)冷乙苯、循環(huán)乙苯、熱乙苯的配比上未協(xié)調(diào)好,導(dǎo)致熱乙苯在投用的時候乙苯蒸發(fā)系統(tǒng)波動較大,故在開工初期并未投用乙苯裝置直供的熱乙苯。裝置緩慢地投用熱乙苯供料,并調(diào)整E-3004液位至最佳液位,保證最好的蒸發(fā)效果,從而減少乙苯蒸發(fā)器E-3004的加熱蒸汽用量。

乙苯蒸發(fā)器利用殼程的蒸汽進(jìn)行加熱,乙苯進(jìn)料的溫度越低,則需要的管程加熱蒸汽消耗量就越大。乙苯蒸發(fā)器包含循環(huán)乙苯、冷乙苯和熱乙苯三股進(jìn)料。熱乙苯為乙苯裝置產(chǎn)生的未經(jīng)冷卻的乙苯中間品。逐步的投用并且增加熱乙苯量的使用,觀察整個蒸發(fā)器的運行狀態(tài)如表3。

表3 熱乙苯投用對比

通過表3可以看出,熱乙苯投用之后能夠保證同樣蒸發(fā)效果的前提下減少管程加熱蒸汽的消耗。優(yōu)化前脫氫單元3.2 MPa(G)蒸汽用量為 7 780 kg/h,優(yōu)化后為6 832 kg/h,節(jié)約948 kg/h,年節(jié)約7 584 t。優(yōu)化前脫氫單元E-3004的0.35 MPa(G)加熱蒸汽為3 850 kg/h,優(yōu)化后為3 200 kg/h;節(jié)約650 kg/h,年節(jié)約5200 t。0.35 MPa(G)按120元/t,3.2 MPa(G)按110.14元/t計算,一年共產(chǎn)生經(jīng)濟(jì)效益145.93萬。

2.4 浮壓操作降溫降壓

所謂的浮壓操作[3]是指在精餾塔操作控制過程中不人為改變塔頂?shù)牟僮鲏毫?使塔頂壓力隨著塔頂冷量、進(jìn)料量、進(jìn)料組成等外界干擾因素的變化而隨之改變的一種操作模式。裝置首先選取循環(huán)苯塔進(jìn)行浮壓操作降溫降壓。通過逐段降低塔頂壓力后,分別采集不同壓力下塔釜加熱量、塔頂回流量、塔頂/側(cè)線含量等進(jìn)行擬合分析,最終確定最優(yōu)的操作參數(shù)。

通過優(yōu)化循環(huán)苯塔操作,使得加熱爐(F-103)燃料氣消耗量從約1 521.2 Nm3/h降到1 243.7 Nm3/h。年節(jié)約燃料氣1 332 t,年效益113.22萬元;F-103綜合能耗由最初的99.39 kg標(biāo)油/tEO降到目前的58.26 kg標(biāo)油/tEO。另外,在解析塔上同樣進(jìn)行試點優(yōu)化后也取得了很好的節(jié)能降耗效果。

2.5 優(yōu)化催化劑使用壽命

干氣制乙苯苯乙烯裝置共包括烷基化反應(yīng)器、烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器、脫氫反應(yīng)器。由于催化劑價格較高,在裝置運行成本中占比較大。故針對乙苯苯乙烯裝置針對烷基化、烷基轉(zhuǎn)移、脫氫催化劑分別制定了優(yōu)化壽命使用方案。

首先嚴(yán)格按照設(shè)計院及廠商給出的操作指引,禁止出現(xiàn)催化劑失活的現(xiàn)象發(fā)生。另外實時關(guān)注轉(zhuǎn)化率、選擇性、關(guān)鍵產(chǎn)物含量等,及時與設(shè)計院溝通,在保證反應(yīng)效果的前提下,力爭實現(xiàn)催化劑壽命的延長。目前以烷基化反應(yīng)器為例,單個反應(yīng)器使用周期由2年延長到4年計算,年節(jié)約催化劑使用成本166.8萬元。

3 待實施節(jié)能增效計劃

3.1 更換催化劑,降低脫氫水比

乙苯脫氫生成苯乙烯裝置中,脫氫單元的能耗主要在0.25 MPa(G)蒸汽消耗和蒸汽過熱爐的燃料消耗。脫氫催化劑的負(fù)壓水比一般維持在1.45左右,此時進(jìn)料蒸汽和蒸汽過熱爐的蒸汽消耗都比較大。在裝置下個周期更換低水比型催化劑,預(yù)期能大幅度降低裝置的能耗。

3.2 利用技改,實現(xiàn)能量回收

對裝置整體進(jìn)行能源熱量分布調(diào)查,通過技改項目進(jìn)行余熱回收。例如利用脫氫單元工藝凝液給粗苯乙烯塔進(jìn)行進(jìn)料預(yù)熱節(jié)省能量,給烷基化反應(yīng)器進(jìn)行進(jìn)料加熱等。

4 小結(jié)

通過利用技術(shù)改造和更改優(yōu)化設(shè)計參數(shù)的方式,能夠更好地做好裝置的節(jié)能降耗和余熱回收工作,保持乙苯-苯乙烯聯(lián)合裝置在低能耗工況下穩(wěn)定運行。