煉化企業(yè)裝置內(nèi)的節(jié)能增效潛力已逐漸趨近瓶頸，但在裝置間還存在熱聯(lián)合節(jié)能技術(shù)。熱直供料就是一種“熱聯(lián)合”形式，它是裝置間的物料供給方式：即上游裝置的產(chǎn)品物流不經(jīng)過冷卻或者不完全冷卻，也不送至中間罐區(qū)儲存再用泵送至下游裝置，而是直接引至下游裝置作為進料[1-2]。此技術(shù)省去了儲運中轉(zhuǎn)的過程，既可降低中間罐區(qū)需要的罐容、蒸汽消耗和泵送功耗，又可節(jié)約上游裝置的循環(huán)冷卻水和減少罐區(qū)尾氣的排放。

Ⅲ連續(xù)重整裝置為對二甲苯裝置的上游裝置，為對二甲苯裝置提供C₈芳烴原料，其供料方式有冷熱兩種供應(yīng)方式，冷熱供料溫差約60℃，如此大的溫差體現(xiàn)了熱供料內(nèi)在的節(jié)能潛力。但由于設(shè)計原因，Ⅲ連續(xù)重整裝置二甲苯塔回流泵壓頭不足無法實際應(yīng)用熱供料方式，若換泵則成本高，針對這個問題，對原設(shè)計熱供流程進行改造并一次性投用成功。

1、流程改造及方案實施

1.1對二甲苯（PX）裝置概況

某煉油廠600kt/a對二甲苯裝置，于2008年12月建成投產(chǎn)，由歧化單元、吸附分離單元、異構(gòu)化單元、二甲苯精餾單元及聯(lián)合裝界區(qū)內(nèi)配套的公用設(shè)施組成[3]。歧化單元采用臨氫/固定床甲苯歧化和烷基轉(zhuǎn)移催化劑。吸附分離單元采旋轉(zhuǎn)閥模擬逆流移動床工藝原理，實現(xiàn)對二甲苯從C₈芳烴混合中的分離。異構(gòu)化單元采用乙苯轉(zhuǎn)化型催化劑[4]。異構(gòu)化主要反應(yīng)為二甲苯同分異構(gòu)體之間的異構(gòu)，對乙苯轉(zhuǎn)化型催化劑而言，乙苯主要異構(gòu)成二甲苯，除主反應(yīng)外，還有一些不期望發(fā)生的歧化、脫烷基和裂解反應(yīng)[5-7]。

目前對二甲苯裝置主要以來自Ⅰ、Ⅱ連續(xù)重整裝置的C₈^＋餾分和Ⅱ連續(xù)重整裝置的混芳為原料，以Ⅲ連續(xù)重整C₈芳烴為補充料，生產(chǎn)苯、對二甲苯和鄰二甲苯，同時副產(chǎn)高辛烷值汽油組分、燃料氣及重芳烴等。

1.2改造流程

Ⅲ連續(xù)重整裝置來C₈芳烴有冷C₈和熱C₈兩種供應(yīng)方式，冷C₈流程是先通過Ⅲ連續(xù)重整空冷器和水冷器進C₈芳烴中間儲罐，再通過泵打入脫庚烷塔，在脫庚烷塔底排出進入二甲苯塔，分餾后從塔頂進入吸附進料緩沖罐；熱C₈流程是不經(jīng)空冷器和水冷器，在與異構(gòu)化白土塔出口匯合后直供PX裝置二甲苯塔。針對Ⅲ連續(xù)重整裝置熱C₈芳烴直供過程中泵壓頭不足的問題，2022年8月對原設(shè)計流程進行了重新修訂和改造，即利用Ⅲ連續(xù)重整熱C₈原熱供流程，在與異構(gòu)化白土塔出口管線匯合前新增管線直接引至吸附進料緩沖罐入口，改造前后流程見圖1。

1.3方案實施

改造流程于2023年8月15日正式投用，分兩個階段完成，第一階段，Ⅲ連續(xù)重整裝置熱C₈芳烴通過控制閥按照目標流量大部分供吸附進料緩沖罐、另外少部分通過冷C₈流程至C₈芳烴中間儲罐，保留C₈芳烴冷供泵流量在5t/h以上，通過冷C₈芳烴進PX裝置流量調(diào)整C₈芳烴平衡；第二階段，Ⅲ連續(xù)重整裝置熱C₈芳烴全供吸附進料緩沖罐，中間儲罐停止進出、C₈芳烴冷供泵停運，通過C₈芳烴系統(tǒng)罐位平衡以及吸附和歧化負荷調(diào)整C₈芳烴平衡。目前處于第一個階段，Ⅲ連續(xù)重整裝置熱C₈直供PX裝置吸附進料緩沖罐約為23t/h，冷C₈進中間儲罐約為13t/h。

2、效果分析

2.1熱直供料對吸附進料組成的影響

由于Ⅲ重整裝置C₈芳烴熱直供料占整個吸附進料的比重不大，熱直供料對吸附進料組成的影響不是很明顯，主要表現(xiàn)在非芳、苯、甲苯以及鄰二甲苯含量變化上。由于熱直供料中攜帶的少量苯和甲苯因未經(jīng)脫庚烷塔脫除，導致吸附進料緩沖罐進料中的苯和甲苯少量增多，由此增加的苯會占據(jù)吸附劑的有效孔容，降低吸附劑對PX的選擇性[7]，增加的甲苯雖不會影響PX產(chǎn)品的純度，但會影響PX產(chǎn)量。由于熱直供料中非芳含量較少，直供后吸附進料中的非芳含量下降，而脫庚烷塔塔底的非芳含量增多。由于熱直供料中鄰二甲苯含量比吸附進料緩沖罐中要高，熱直供后吸附進料中的鄰二甲苯含量上升，而乙基苯、對二甲苯、間二甲苯含量基本維持不變。

2.2熱直供料對脫庚烷塔進料溫度的影響

從換熱角度看，熱直供料溫度為95℃，而吸附進料緩沖罐入口溫度為230～235℃，熱直供料的匯入勢必會降低進料緩沖罐出口溫度，進而影響后續(xù)的換熱環(huán)節(jié)熱直供后，吸附進料/解析劑換熱器（E27）管程出口溫度下降了約4.5℃，為保證吸附進料溫度維持在185℃，脫庚烷塔進料/吸附進料換熱器（E12）管程旁路閥開度由73.2%增加到了78.6%，熱直供料對E27和E12的影響見圖2。為維持異構(gòu)化白土塔進料溫度為195℃，脫庚烷塔進料/脫庚烷塔底液換熱器（E11）管程旁路閥開度由52.0%增加到了66.6%，熱直供料對脫庚烷塔和E11的影響見圖3。盡管脫庚烷塔進料量隨冷C₈供應(yīng)量的減少而減少，但是脫庚烷塔進料溫度卻從158℃下降到了155℃。綜上所述，隨著熱直供料的增加，為維持吸附進料溫度和異構(gòu)化白土塔進料溫度的穩(wěn)定，必然會導致脫庚烷塔進料溫度下降。

2.3熱直供料對鄰二甲苯、對二甲苯產(chǎn)量的影響

熱直供前后二甲苯塔鄰二甲苯組分物料分析見

表1。其中，Ⅰ連續(xù)重整裝置C₈芳烴來流量為零，熱直供前Ⅲ重整冷供C₈芳烴流量為33t/h，熱供后Ⅲ重整熱供C₈芳烴流量為13t/h，冷C₈芳烴流量為20t/h。由于計量表存在一定偏差，導致二甲苯塔出物料總量比進料量多5t/h，相對誤差小于3%，鄰二甲苯出二甲苯塔總凈流量比鄰二甲苯進二甲苯塔總凈流量多約2t/h，相對誤差小于3%，表明計算結(jié)果是可靠的。通過冷供C₈芳烴流量少13t/h，可計算出脫庚烷塔底出鄰二甲苯凈流量少2.86t/h，這與表1衡算結(jié)果2.81t/h基本一致，表明冷供C₈減少芳烴是脫庚烷塔底出鄰二甲苯凈流量少的原因。

由表1可知，在二甲苯塔總進料流量少6t/h，鄰二甲苯凈流量少2.86t/h情況下，二甲苯塔塔底鄰二甲苯凈流量少0.1t/h，表明熱直供料對鄰二甲苯塔產(chǎn)量幾乎無影響。

根據(jù)C₈循環(huán)流程可知，C₈芳烴依次經(jīng)過吸附分離單元和異構(gòu)化反應(yīng)后會再次回到二甲苯塔，期間只有鄰二甲苯和對二甲苯作為產(chǎn)品采出，而間二甲苯和乙苯在不斷的C₈循環(huán)中平衡轉(zhuǎn)化成鄰二甲苯和對二甲苯。在C₈芳烴來源總量相同的情況下，直供料的增加會導致鄰二甲苯產(chǎn)量減小0.1t/h，但影響不大，這與表1衡算結(jié)果一致。對二甲苯含量增加1.8t/h，主要是乙苯含量低的優(yōu)質(zhì)吸附原料增加，即甲苯塔來料增加1.2t/h，其次是熱直供料中鄰二甲苯含量高，使二甲苯異構(gòu)體平衡向?qū)Χ妆睫D(zhuǎn)化[8]，兩者協(xié)同作用導致對二甲苯產(chǎn)量增加[9]。熱直供料對鄰二甲苯、對二甲苯產(chǎn)量的影響見表2。

2.4熱直供料對PX裝置能耗的影響

2.4.1能耗分析

冷C₈芳烴供PX量減少后，脫庚烷塔進料/異構(gòu)化反應(yīng)液換熱器殼程出口溫度由125℃上升到了129℃；脫庚烷塔進料/異構(gòu)化反應(yīng)液換熱器管層程出口溫度由121℃上升到了125℃，熱直供料對E9的影響見圖4，這會導致異構(gòu)化反應(yīng)進料溫度上升，脫庚烷塔塔底加熱爐燃料氣用量減少。脫庚烷塔進料溫度下降3℃，會導致脫庚烷塔塔底加熱爐燃料氣用量增加，而脫庚烷塔進料量減少約20t/h，異構(gòu)化反應(yīng)進料溫度的上升4℃，會導致脫庚烷塔塔底加熱爐燃料氣用量減少，二甲苯塔進料量減少也會導致二甲苯塔塔底加熱爐燃料氣用量減少，綜上所述，脫庚烷塔塔底加熱爐和二甲苯塔加熱爐燃料氣綜合用量能夠反映熱C₈芳烴直供對PX裝置用能的影響[10-11]。

隨著熱C₈芳烴直供量的增加，脫庚烷塔塔底加熱爐燃料氣用量增加，二甲苯塔塔底加熱爐燃料氣用量減少，見圖5。在熱C₈芳烴直供量為23t/h，冷C₈芳烴供應(yīng)量為13t/h情況下，脫庚烷塔塔底加熱爐燃料氣用量增加約50m3/h，二甲苯塔塔底加熱爐燃料氣用量減少約146m3/h，節(jié)約燃料氣約96m3/h。

從脫庚烷塔和二甲苯塔回流來看，脫庚烷塔回流量從70.5t/h下降到62.5t/h，二甲苯塔回流量從1280t/h下降到1275t/h。綜上所述，表明熱C₈芳烴直供吸附進料緩沖罐是節(jié)能的。

2.4.2節(jié)能驗證

Ⅲ重整C₈芳烴主要成分是乙苯、間二甲苯、鄰二甲苯、對二甲苯，主要成分的焓差即代表了Ⅲ重整C₈芳烴的焓差，通過對主要組分歸一化，Ⅲ重整C₈芳烴中乙苯、間二甲苯、鄰二甲苯、對二甲苯含量分別為0.16、0.42、0.22、0.19。由于熱供和冷供過程對Ⅲ連續(xù)重整C₈芳烴泵送出口壓力基本無影響，可視熱供和冷供壓力一致。熱供C₈芳烴和冷C₈芳烴焓差可看成是C₈芳烴從狀態(tài)1（T₁=30℃，P₁=800kPa）變化到狀態(tài)2（T₂=90℃，P₂=800kPa）的焓差。

液體有機化合物的摩爾定壓熱容C_p～T關(guān)系式[10-11]為：

式中：ΔH為物質(zhì)體系由狀態(tài)(T₁，P₁)經(jīng)某種途徑到達終態(tài)(T₂，P₂)時的焓差，J/mol；ΔHP1為物質(zhì)體系由狀態(tài)(T₁，P₁)經(jīng)某種途徑到達終態(tài)(T₂，P₁)時的焓差，J/mol；ΔHP₂物質(zhì)體系由狀態(tài)(T₂，P₁)經(jīng)某種途徑到達終態(tài)(T₂，P₂)時的焓差，J/mol；C_p為摩爾定壓熱容，J/(mol·K)；P為壓力，P_a；T為溫度，K；A、B、C為常數(shù)，A的單位為J/(mol·K)，B的單位為J/(mol·K²)，C的單位為J/(mol·K³)。

通過式5計算得冷熱C₈芳烴焓差為11094.20J/mol，見表3，C₈芳烴的分子質(zhì)量為106.165g/mol，按目前熱C₈芳烴直供量為23t/h，可計算得熱供C₈可節(jié)省能耗2403.5MJ/h，煉油廠然料氣熱值為39775MJ/t，約節(jié)約燃料氣60.4kg/h，燃料氣密度為0.6～0.8kg/m3，折合為體積為75.5～100.7m3/h，而實際節(jié)約燃料氣約96m3/h，在理論值范圍內(nèi)。

3、結(jié)論

1）由于C₈芳烴熱直供量較整個吸附進料量占比不大，熱直供料對吸附進料組成的影響不是很明顯，主要表現(xiàn)在熱直供后，吸附進料中非芳含量減少，苯、甲苯、鄰二甲苯含量上升。

2）隨著熱直供料的增加，會導致吸附進料緩沖罐出口溫度下降。為維持吸附進料溫度和異構(gòu)化白土塔出口溫度穩(wěn)定，脫庚烷塔進料/脫庚烷塔底液換熱器和脫庚烷塔進料/吸附進料換熱器管程旁路閥開度增加，最后反映在脫庚烷塔進料溫度上，導致脫庚烷塔進料溫度下降3℃。

3）通過鄰二甲苯物料衡算可以看出，熱直供料的增加會導致鄰二甲苯產(chǎn)量下降。由于熱直供量流量占吸附進料流量較小，熱直供對鄰二甲苯產(chǎn)量影響不大。對二甲苯產(chǎn)量增加，一是優(yōu)質(zhì)吸附原料甲苯塔料增加，二是熱直供料中鄰二甲苯含量高導致的平衡轉(zhuǎn)化成對二甲苯。

4）熱直供料對PX裝置能耗的影響過程是復(fù)雜的，但可以通過脫庚烷塔和二甲苯塔的總能耗反映出。在熱C₈芳烴直供量為23t/h，冷C₈芳烴供應(yīng)量為13t/h情況下，總共節(jié)約燃料氣約96m3/h。通過計算冷熱C₈芳烴的焓差，得出熱直供C₈芳烴理論上能節(jié)約燃料氣75.5～100.7m3/h，進一步驗證了節(jié)能的實際結(jié)果。

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