芳烃联合装置简介

芳烃联合装置简介（通用9篇）

篇1：芳烃联合装置简介

芳烃联合装置污染源调查分析及控制治理措施

中国石化洛阳分公司芳烃联合装置始建于,3月建成,主要包括芳烃抽提和对二甲苯2套装置.芳烃抽提装置采用美国uOP环丁砜工艺技术,以炼油装置重整生成油为原料,利用液液萃取的方法,分离出重整油中的芳烃和非芳烃,主要产品为苯、甲苯、6#溶剂油、橡胶工业用溶剂油.包括重整生成油预分馏单元、环丁砜抽提单元、B/T精馏单元、溶剂油加氢单元4部分.

作 者：马晓亮 Ma Xiaoliang  作者单位：中国石油化工股份有限公司洛阳分公司,河南洛阳,471012 刊 名：安全、健康和环境 英文刊名：SAFETY HEALTH & ENVIRONMENT 年，卷(期)： 8(12) 分类号：X5 关键词：芳烃联合装置   污染源   调查分析治理措施  

篇2：芳烃联合装置简介

影响评价第一次公众参与公告

【“东营港”东营港经济开发区】 【来源：东营港经济开发区】 【2012-12-24】 【浏览次数：390 】 【字体大小：大 中 小】 【打印】 【关闭】

根据自2006年3月18日起实施的环发[2006]28号《关于印发<环境影响评价公众参与暂行办法>的通知》，特发布以下公告：

一、建设项目名称及概要：

名称：大型混合芳烃及配套工程项目

概要：

大型混合芳烃及配套工程项目由东营联合石化有限责任公司投资，由山东海美侬项目咨询有限公司承接环境影响评价工作。

拟建项目位于东营港经济开发区港北二路以北，港西一路以西，港北三路以南。主要建设内容包括420万吨/年渣油脱蜡装置、230万吨/年延迟焦化装置、150万吨/年混合芳烃加氢装置、7万标立/小时制氢装置、3万吨/年硫磺回收装置、240万吨/年加氢裂化装置、140万吨/年连续重整装置、55万吨/年芳烃抽提装置、6万标立/小时氢提纯装置，配套建设相应公用辅助环保工程和油品储运设施。

二、建设单位名称及联系方式

建设单位：东营联合石化有限责任公司

单位地址：东营经济开发区港北二路以北，港西一路以西，港北三路以南

联系人：安之东

联系电话：***

三、承担环评工作的评价机构 环评机构名称：山东海美侬项目咨询有限公司

环评机构地址：济南市工业南路100号枫润大厦1609 联系人：赵建波

联系电话：0531-81795817转8029 邮箱：hp2ok@126.com

四、环境影响评价的工作程序及主要工作内容(1)本项目环境影响评价工作程序如下：

①根据国家“建设项目环境保护分类管理名录”，确定本项目应编制环境影响报告书。

②研究国家和地方有关环境保护的法律、法规、标准文件，研究与本建设项目有关的技术文件及其它文件；进行初步环境状况调查和初步工程分析。

③进行环境影响因子识别与评价因子筛选，确定评价重点。

④环境现状调查和本项目初步工程分析的基础上确定各单项环境影响评价工作等级。

⑤利用现状监测资料分析全厂对环境的影响。

⑥根据国家和地方法律法规、标准评价建设项目的环境影响。

⑦在公众参与调查的基础上给出关于建设项目环境可行性的评价结论；提出环境保护措施与建议并完成报告书的编制。(2)环评主要工作内容：

①规划方案和开发现状。

②污染源调查及环境现状评价。

③污染源分析及源强预测；

④环境影响识别、评价因子筛选与评价等级确定。

⑤环境影响分析、预测和评价。

⑥环境容量与总量控制分析。⑦区域资源、环境承载力分析。

⑧开展公众参与调查。

⑨开发区规划方案综合论证及调整建议。

⑩从环境保护的角度给出项目建设是否可行的确切结论。

五、征求公众意见的主要事项

公众参与的目的是收集工程影响范围内的民众对项目建设的观点、要求和愿望，公众如果对项目或环评工作的工作程序及工作内容持有异议，请在10日内与项目单位或环评单位进行联系。

六、公众提出意见的主要方式

公众对建设项目有环境保护意见的，自本公告之日起10个工作日内，可同时向东营联合石化有限责任公司或山东海美侬项目咨询有限公司提出，反馈方式可打电话、发传真或发送电子邮件。

篇3：浅析芳烃联合装置能耗优化技术

1芳烃抽提单元能耗分析及优化技术

芳烃抽提装置的能耗取决于抽提塔溶剂用量大小和塔底采出产品物流所夹带的非芳烃的含量。溶剂用量越大,能耗越高。同时芳烃抽提塔顶形成的非芳烃和芳烃物料在抽提塔和汽提塔之间的重复循环,导致后面汽提塔和溶剂回收塔的能耗上升。芳烃抽提装置能量优化的关键是抽提塔的改造,提高抽提效率,降低单位芳烃产量的溶剂用量[3]。中国石油化工洛阳分公司[4]芳烃抽提优化改造采用新型高效塔盘技术对抽提塔、回收塔实施优化改造,改造后装置运行平稳,抽提塔的溶剂比由3. 49降至2. 3,装置节约2. 0 MPa蒸汽约3 t / h,全年折合标准燃料油2217 t,效益明显。中国石油兰州石化公司[5]通过分析芳烃抽提装置各部位能耗,采取降低分馏塔回流比、降低抽提水循环量、优化工艺参数等节能措施,取得了较好的节能效果,装置能耗由开工初期的4. 16 GJ/t降至3. 48 GJ/t,每年可降低加工成本约732万元,经济效益显著。河南中原油田石油化工总厂[6]通过对芳烃抽提装置的优化操作,装置能耗由改造前的8. 48 GJ/t下降到5. 8 GJ/t,每年可节约费用696. 5万元。 可见,国内石化和石油的科研单位及公司针对芳烃抽提装置溶剂比大、能耗高的现状,以提高抽提塔的塔盘效率,降低溶剂比为切入点,对芳烃抽提优化改造取得了较好的节能效果,使装置能耗有了大幅度下降。

2对二甲苯能耗分析及优化技术

对二甲苯( PX) 装置用能的重要特点是分离系统换热网络的耦合。PX塔塔底再沸器的加热炉为主要耗能部件,提供给二甲苯塔和其他精馏塔的再沸器所需热量。提高该炉的热效率,减少燃料消耗,对降低装置能耗具有十分重要的意义。PX加热炉能量优化技术有多种途径[7,8,9],一是使用高效节能型燃烧器避免机械和化学不完全燃烧,显著减少了污染物向环境的排放量; 二是通过控制风门、气门和烟囱挡板,确保管式炉在合理的过剩空气系数下运转,减少不完全燃烧损失; 三是通过吹灰器定期清除积灰和加热炉在线清灰及时清除灰垢提高换热效率。另外变频调速、高温辐射涂料增强等技术也能达到加热炉节能改造的效果。另外,PX装置内还存有大量没有回收利用的低温热,尤其是抽余液塔和抽出液塔的低温热,对这部分余热的回收和利用,可以大幅降低PX装置能耗。芳烃装置的部分低温热可以采用提高塔操作压力的方法来提高温度,或者可以用来发生低压和超低压蒸气,以达到能量综合利用的目的[10,11]。也通过塔顶馏出物加热除氧水、塔加压操作后塔顶馏出物加热除氧水发生蒸汽等方法,对抽余液塔和抽出液塔低温热进行回收利用,大幅减低对二甲苯装置能耗 ( 14. 2 GJ/t降到12. 4 GJ/t) ,提供装置的经济性能[12]。有的低温热难以采用加压的方法进行回收,需要一些新方法和工艺,如由德国BASF公司率先工业化的热偶蒸馏塔技术 ( FTCDC) ,与常规蒸馏塔相比可节省能耗达30% 左右[13],另外日本报道的内回流型蒸馏塔 ( HIDIC) ,在苯/甲苯塔的中型试验表明可以节能30% ~ 50%[14]。塔内部热集成技术是有潜力的节能技术之一, 国外学者已完成中试,开始工业化研究。国内需要在一些新技术方面增大投入,以期有重大突破,以达到节能的好效果。

3其他能量优化技术

由英国学者Linnhoff等提出的过程系统节能中的夹点技术具有显著的节能效果。于文辉等[15]以重芳烃分离装置的实际换热网络为分析对象,运用夹点技术,结合装置实际情况提出了换热网络优化改造方案,实现公用工程加热量14% 的节能效果。赵艳微等[16]运用夹点技术对某芳烃厂异构化装置的换热网络进行了分析,装置的节能潜力约占现行加热公用工程的65% 。矫明等[17]利用夹点技术对某芳烃岐化装置换热网络进行用能诊断分析,装置热回收节能潜力约占现行加热公用工程量的25. 1% 。另外,热联合流程是应用于芳烃联合装置中的另一项重要工艺技术,对降低芳烃能耗具有重要的意义。国内金陵分公司芳烃联合装置通过热联合流程改造后节能约11. 2% ,取得了巨大的经济效益[18]。孙柏军[19]对芳烃连续重整装置进行改造优化后联合装置综合能耗下降419 MJ/t。另外中国石化洛阳分公司芳烃联合装置异构化单元通过采用结构紧凑、传热系数高的板壳式换热器,装置单位综合能耗降低274. 2 MJ/t[20]。 所以,国内学者在应用各种能耗优化技术,降低芳烃装置耗能水平方面已经开展了大量的研究,这些应用的能耗优化技术, 既有单独开展的技术,也有全面开展全装置及系统的能耗优化,均取得了较好的节能效果。

4几套新建芳烃联合装置能耗比较

近几年我国有多套大型化的芳烃联合装置顺利投产。表1简要比较了几套芳烃联合装置的能耗情况,以对每吨PX的能耗总量计算,能耗指标比较先进是乌鲁木齐石化、上海石化和中海油惠州炼化,相比之下,四川石化、福建炼化和大连福佳大化装置能耗提高约10% ~ 20% 。装置的能耗与多种因素有关,其原料来源、能量优化技术、产品方案及产品质量要求的不同会导致装置流程长短的差异,使装置能耗有差别。

5结语

尽管芳烃生产工业应用了各种能耗优化与高效设备技术, 但由于装置规模较小、资金投入不足、节能人员缺乏等原因, 节能水平与世界先进水平相比,还有较大的差距。所以,在应用各种能耗优化技术,提高芳烃生产过程的用能水平方面,需加大应用的广度和深度,加强过程能耗优化组合技术的开发与应用,从而达到较好的节能效果。

摘要：芳烃联合装置是炼油厂的能耗大户,如何利用能耗优化技术对于降低装置及炼油厂能源消耗有着重要的意义。芳烃联合装置包括催化重整、芳烃抽提、歧化及烷基转移、吸附分离和二甲苯异构化等装置。本文主要分析了芳烃联合装置中高能耗的芳烃抽提和对二甲苯单元能耗优化技术及其他常用的能耗优化技术(夹点技术、热联合流程、板壳式换热技术等)并简要介绍几套大型化的芳烃联合装置能耗情况。

篇4：芳烃联合装置简介

关键词：PX芳烃联合装置；余热优化利用；节能改造

中图分类号： TQ202 文献标识码： A 文章编号： 1673-1069（2016）25-231-2

0 引言

PX芳烃联合装置是公司的效益大小的关键点，其工作情况直接影响着企业的化工模块的效益，另外PX芳烃联合装置也是企业的耗能很大的部分，具有能耗大、工艺流程复杂、换热网络复杂以及具有较多的低温无法利用的特点。

1 可优化工艺设计

PX 装置单体设备主要存在以下问题，并且可以进行优化的方面有下面几点：

①芳烃装置大部分是用空气冷却，精馏塔大都采用热回流的方式进行冷却，水冷的辅助手段则是比较缺乏，在下雨的天气下，温度无法达到要求，操作不稳定，不利于PX装置的稳定高效运行和反应塔的节能。

②在工艺流程中脱庚烷塔进料中会存在外补混二甲苯，一些混二甲苯在运输过程中缺乏氮封并且会混入部分的氧气，混入的氧气与脱庚烷塔进料中烯烃组分在壳程150～170℃下发生缩合结焦反应，形成结焦块，堵塞换热管，影响换热器的正常工作，造成外补混二甲苯的流量大大减小，换热效果下降，会出现吸附进料的温度偏高等情况，因为超声波脉冲可以在金属管道和液体临界处的形成高速的漩涡，这样很有效地阻碍了结块污垢在管道表面的附着，并且可以清理金属表面，达到防污除污的目的。

③主要是对一些重要设备的保温措施需要加大完善力度，比如歧化反应、异构化反应器出入口短节、法兰裸露。所以，为了保证设备、阀门管件等设施的使用寿命和工作效率，必须采取措施进行保温。

2 余热优化与节能改造

2.1 低温热利用优化

芳烃联合装置是炼化生产中产生余热最多的装置环节，比如中国石化在7套芳烃装置低温在统计数据总量的三至四成，其中金陵石化芳烃装置的抽出液和抽余液就占分公司总低温热近十分之一，所以PX芳烃联合装置的节能潜力是非常大的。低温蒸汽、热水发电效率目前比较低，目前，现有的技术研究得出，低压蒸汽发电效率约为30%，低温水发电效率约为5%，从这些数据就可以看出低温热的利用还是有很大的改进潜力的。

节能技术一直在生产中改进和验证并且得到了实施，不少炼化企业低温热利用技术正在不断的推广并熟练应用，低温热在芳烃联合装置的利用目标变得清晰。一些炼化企业把90℃-120℃的低温热水外输给附近的化工气体分馏乙二醇等需要低温热源供应的装置，一些石化企业芳烃装置周边距离具有低温热源需求的生产装置比较远，所以不能采取这种处理方式，但是离热电运行部较近，可以设计两个区域联合，用于低温余热发电，低温余热量比较大并且来源稳定，是一种很好的方式。

2.2 蒸汽动力系统优化

PX装置蒸汽主要有中压蒸汽和低压蒸汽，主要是供给歧化、异构化循环氢压缩机系统使用，如图1所示，其余的蒸汽供给工艺管路加热和管线的伴热，现在对动力系统优化方面进行分析。

C101/C301均为蒸汽离心式压缩机，临氢反应系统在满足催化剂氢烃比和机组本身密封需求的前提下，主要通过降低汽轮机转速和开大压缩机出口阀限位开度以减少蒸汽消耗，收集压缩机在不同负荷工况下的数据，并且建立最优状况数据库，并且对设备进行调整[1]，保证满足氢油比和密封需求的情况下实现最小的蒸汽消耗，对于电力驱动的往复机如歧化新氢增压机C102A/B 可以考虑增加无级气量调节手段进行优化，以减少返回量进而节电。

在改造设计中，蒸汽需要多次梯次利用并且利用汽电转换装置实现蒸汽发电，从而实现蒸汽能合理利用。整个炼化厂的蒸汽来自不同装置，当然，进入蒸汽系统的压力也就不相同，不同装置对蒸汽压力的需要不一样，所以需要引入的压力等级就不一样了，但是，在整个炼化厂的范围内需要做到蒸汽压力和数量的平衡。

2.3 降液管的优化改造

蒸汽和液体的混合物成为泡沫层，所含的蒸汽量很大，流入降液管即可进行汽相和液相的分离。塔盘上的汽相和液相所形成混合物垂直进入降液管之后便呈现自由落体状态，动能大，在降液管底部容易形成水涡旋[2]，涡旋的形成阻碍了汽液相的分离，汽相无法离开液相，导致液相无法澄清，在液相中仍然夹带不少的汽相，在进入下一项工艺流程的时候气相与液相形成相反方向的流动，从而降低了精馏塔的分离效率。

采用合适的改造设计，使降液管塔盘上的汽液相混合物倾斜，这样，避免汽液相在降液管内形成动能高的液体涡旋，让汽相向上流动离开液相，液体则是留在了降液管底部，进行了完全的澄清，降液管的流通能力不受影响，提高了精馏塔的分离效率和整个系统的生产运行能力。具体的改造方法是将降液管下部挖去一部分，降液管上部不做修改（见图2左）。并将折弯的降液管直接焊接在保留的降液管之上（见图2右）。这样就形成了一种多折边倾斜降液管，这样的设计不仅解决了普通降液管的液体流动不稳定的问题，消除具有高性能的涡旋，节约投资成本的同时，保证了整个塔的生产效率。

3 改造效果总结

PX芳烃联合装置的改造方案，在最大程度利用原有装备基础上采用新型的改造技术，充分发现并挖掘装置的潜力，合理分配热能，科学利用低温热，优化了设计流程，很大幅度降低了装置的能耗，具有安全性和经济性，对同类装置的改造和优化具有一定的借鉴意义。

参 考 文 献

[1] 周俊杰.芳烃联合装置节能优化探讨[J].石油石化节能与减排，2015，5（3）：7-12.

篇5：装置简介

该重油催化裂化装置设计年处理量为80万吨，以直馏蜡油和焦化蜡油75:25的比例混合做为原料，即年加工60万吨直馏蜡油和20万吨的焦化蜡油，按多产汽油方案设计，以汽油、轻柴、液化气、干气为主要产品。每年可生产汽油34.4万吨，轻柴22.64万吨，液化气10.64万吨，干气2万吨，同时可外甩4万吨的油浆。

2．丙烯精制装置简介

丙烯精制装置于1983年建成投产,以气分装置C3组分为原料，以脱乙烷塔脱掉C2组分和水分，向丙烯塔提供含C2小于0.004%、水值小于50mg/kg的丙烯和丙烷混合物，再经丙烯塔分离出纯度大于98%的精丙烯和纯度大于95%的丙烷。丙烯精制装置设计能力年加工碳三2.96万吨，产丙烯2.0万吨.3．橡胶装置简介

为新中国第一套千吨级装置，1974年建成6000吨/年工业生产装置，1996年9月，在年产顺丁橡胶2000吨/年的基础上，由锦州石化公司设计院负责设计扩能为5万吨/年，除后处理部分采用美国全套生产线设备外，其余均为国内设备。可生产钕系稀土和镍系两个丁橡胶产品；铝剂装年设计能力为100吨置。

4．气分装置简介

本装置的任务是将来源于一催化、二催化、三催化装置的液化气经过脱硫装置，按三塔（脱丙烷塔、异丁烯塔、丁烯塔）流程设计分离成几个不同馏分油，为化工装置提供原料。脱丙烷塔顶分离出的碳三馏分给异丙醇、聚丙烯作原料，异丁烯塔顶分离出异丁烯馏分给精联公司及MTBE作原料。丁烯塔顶馏出丁烯馏分作为橡胶原料，塔底碳五是生产车用汽油的调合组分。

5.常减压装置简介

常减压蒸馏装置是由锦州石化公司设计院设计、年加工能力300万吨，一九八八年十月建成投产。装置原设计加工辽河原油，总能耗12.2万大卡/吨。主要产品有直馏汽油、航空煤油、轻柴油、混合蜡油、渣油。装置由原油电脱盐、常减压蒸馏、渣油减粘裂化、航煤精制部分组成。

2005年装置扩能改造到500万吨/年，按加工杜巴、辽河混合原油设计，同

时考虑加工其它原油品种。根据加工含环烷酸原油的特点，结合我们多年来加工含酸原油的经验，优化了设备选型及选材，以实现装置长周期运行。

采用的先进技术：初馏塔、常压塔塔盘为ADV高效塔盘。减压塔采用规整填料，进料改为环切向进料。

新设备：减压塔二级抽真空器在保留原来蒸汽喷射泵的基础上，新增加一台机械抽真空泵

新材料：高温部位设备和管线全部采用不锈钢材质，以达到防腐的目的在采用新工艺新设备的同时优化了工艺流程，常压系统增加4台空冷器，常压炉由四路进两路出改为四路进料四路出，同时增粗管线、对换热流程进行调整达到增加处理量的目的6．重整车间

篇6：电能计量装置的简介

1．什么叫电能计量装置？

电能计量装置包括各种类型电能表，计量用电压、电流互感器及其二次回路，电能计量柜（箱）等。

篇7：洛阳分公司芳烃联合装置节能优化

洛阳分公司芳烃联合装置包括芳烃抽提装置、苯抽提蒸馏装置和对二甲苯联合装置以及中间原料、溶剂油罐区、化学药剂站等部分组成, 其核心生产装置为芳烃抽提和对二甲苯联合装置。

芳烃抽提装置包括原料预分馏、芳烃抽提、B-T精馏、溶剂油4个单元, 采用美国UOP环丁砜抽提工艺, 以重整生成油为原料, 主要产品为苯、甲苯、6号抽提溶剂油、橡胶工业用溶剂油, 处理量为26万t/a (以抽提进料计) , 2000年2月投产。对二甲苯联合装置从英国BABCOCK公司引进, 采用美国UOP的专利技术, 由歧化及烷基转移、二甲苯精馏、异构化和吸附分离4个单元构成, 主要产品为纯度99.8%的对二甲苯, 并富产苯, 设计规模为年产对二甲苯16万t。

为适应装置原料的变化和下游装置对原料的需求, 2003年完成了PX装置达标改造, 歧化单元更换国产HAT-097歧化催化剂, 装置进行消缺配套改造等, PX产量达到18万t/a。2005年进行了第二阶段改造, 更换了异构化催化剂和吸附剂, 新建了15.7万t/a (以预分进料计) 苯抽提蒸馏装置, 增设OX产品塔及相关配套设施, 增加OX产品抽出。

通过两次扩能改造, PX产能达到了21.5万t/a, 2007年OX产量达到3.33万t/a, PX实际产量达到24.21万t/a, 三苯产量达到40.12万t/a, 装置能耗为351.45kg EO/t三苯。

2008年5、6月, 又对芳烃联合装置进行综合节能优化改造, 项目主要是以降低工艺用能、提高能量转化和传输过程的效率为目标, 采用新型塔板技术对抽提装置和对二甲苯联合装置的8个塔器进行改造, 采用高效预热回收系统对加热炉余热回收空预器改造等, 使装置能耗显著降低。

2 芳烃联合装置实际能耗情况

洛阳分公司芳烃联合装置是化纤化工板块的耗能大户, 其能源消耗占整个板块的一半以上, 花大力气抓芳烃装置节能降耗, 不仅对装置, 而且对板块的技术经济指标和节能降耗都具有特别重要的意义。因此, 在对芳烃装置检修时, 就特别注意抓节能改造。经过上述两次改造, 特别是2008年的节能改造后, 装置综合能耗有较大幅度下降, 从当初351.45kg EO/t, 下降到现在的305.13kg EO/t, 下降了46.32个单位, 节能工作成效显著。2010年、2011年、2012年及2013年装置实际能耗数据如表1所示。

从表1可以看出, 2010年累计能耗为327.79kg EO/t, 2011年累计能耗为316.08kg EO/t, 2012年累计能耗为310.385kg EO/t。2013年截至10月末, 累计能耗为305.13kg EO/t。显示综合能耗呈逐年下降趋势。综合能耗随着时间的推移和节能工作的深入进行, 越难以降低, 要想继续做好节能降耗工作, 就必须从精细化管理入手, 充分利用流程模拟软件。通过1年的努力, 2013年装置综合能耗又较2012年下降了5.2个单位。

kg EO/t

3 主要节能优化工作

3.1 抽余油直供溶剂油分馏塔

芳烃装置溶剂油单元受进料泵能力限制, 溶剂油分馏塔仅能处理12.5t/h抽余油, 须运行1台反应进料泵 (37k Wh) , 且制约了粗己烷产量的进一步提升。

3.1.1 采取措施

1) 优化流程, 实现抽余油直供溶剂油分馏塔 (见图1) , 停运进料泵1台。

2) 优化分馏塔操作, 提高粗己烷产量。抽余油旁路溶剂油反应系统直供溶剂油分馏塔, 粗己烷产量由6000t/月提高至9000t/月。

3.1.2 取得成果

1) 经过流程优化, 停运1台溶剂油反应进料多级泵 (14P26) , 原动机功率为37k Wh;

2) 每月增产粗己烷产量3000t, 且降低化工轻油出厂压力。

3) 直接节电经济效益为16万元/a, 间接效益为降低分公司化工轻油出厂压力, 提高关联交易效益。

3.2 歧化尾氢直供重整回收利用

分公司管网来高纯氢经歧化反应系统利用后, 一部分纯度达85%的尾氢送至异构化反应系统继续阶梯利用, 一部分送至PSA装置, 经PSA装置产氢线送至重整装置回收利用。存在着占用PSA产氢线的瓶颈, 无法实现PSA运行和歧化尾氢回收利用同时进行。

3.2.1 优化措施

通过对氢气流程现场摸底, 新增回收流如图2所示。

3.2.2 取得成果

重整装置回收2500Nm3/h的富含85%的歧化尾氢, 即产氢气量为2125Nm3/h, 氢气按13000元/t, 燃料气价格4400元/t, 可增加效益1381万元/a。

3.3 空冷和水冷优化运行

3.3.1 优化措施

1) 根据风机电流, 及时调整风叶角度, 使能够停运的停运, 停不下来的则降低风机运行电流。

2) 对同一工艺用途的多台空冷进行工业风清洗, 累计清洗16台次。

3) 对和其他装置进行热供料的停运空冷, 提高热供料温度。

4) 根据气温变化, 对空冷和水冷串联冷却的, 调整水冷器循环水用量。

3.3.2 取得成果

实现目标情况及直接经济效益为:2013年11~12月, 装置加工量较去年同期增加7932t, 用电量较去年同期降低24万k Wh, 按电成本费用0.58元/k Wh计算, 降低成本13.92万元。

3.4 水洗塔运行优化

由于2011年大检修中对水洗塔塔盘进行更换, 开车后, 抽余油中环丁砜含量最高为233×10-6, 最低为1.3×10-6, 平均维持在40×10-6左右, 远超过水洗后抽余油环丁砜含量≤5×10-6的质量控制指标。经过调整, 平均保持在15×10-6, 仍高于控制控制指标。

3.4.1 优化措施

1) 车间通过摸索调整水洗塔上循环和下循环以及水洗水量, 相对固化14-C-02塔工艺参数, 保持塔稳定运行, 2011年12月已降至15×10-6。

2) 为进一步增加上循环量 (表量程为0~22t/h) , 车间联系三隆仪表扩大控制仪表量程上限 (扩大为25t/h) , 将上循环量提高至24t/h。

3) 提高洗涤水量。车间将洗涤水量由开工前的2.3t/h, 提高至2.6t/h。

3.4.2 取得成果

2013年2月份水洗后抽余油中环丁砜含量保持稳定, 共分析29次, 其中最高为4.1×10-6, 最低为1×10-6, 平均为1.8×10-6, 均在质量控制指标内。按年产16万t抽余油计算, 环丁砜含量从15×10-6降低至1.8×10-6, 减少环丁砜损耗2.11t, 按环丁砜价格为20500元/t计算, 节约费用4.33万元/a。

3.5 拔顶苯采出操作优化

烃抽提装置苯塔拔顶苯采出为保证苯产品质量, 设计为连续采出, 由于车间对抽提装置逐步进行优化调整后, 苯产品质量, 达到99.99%, 高于质量控制指标99.8%, 具备优化拔顶苯采出操作条件。

3.5.1 优化措施

1) 利用ASEPN流程模拟工具进行建模分析间歇采出对苯塔操作的影响。

2) 拔顶苯采出由连续采出优化为每天定期采出4h。

3.5.2 取得成果

拔顶苯采出改为定期每天定期采出4h后, 降低了拔顶苯在系统中的循环累计, 增加了抽提苯产量, 根据ASPEN模拟结果表明, 增加苯产量每月约20t, 按目前苯产品 (税前) 价格9017元/t计算, 年增加经济效益216万元。

3.6 歧化汽提塔和脱庚烷塔降压优化

芳烃装置歧化汽提塔操作压力为0.86MPa, 脱庚烷塔操作压力为0.62MPa, 操作压力较高, 借鉴其他同类企业降压操作经验, 利用ASPEN流程模拟工具进行建模分析, 实施歧化汽提塔和脱庚烷塔降压优化。

3.6.1 优化措施

1) 对其他同类企业降压操作经验进行调研。

2) 利用ASEPN流程模拟工具进行建模分析, 并与装置实际运行情况进行对比, 使模型能够用于指导装置生产。

3) 逐步降压操作, 加样分析塔顶塔底产品质量变化, 并修正ASPEN模型。

3.6.2 取得成果

歧化汽提塔和脱庚烷塔再沸热源由二甲苯塔塔底物料提供热量, 优化后操作塔压由分别降低至0.81MPa和0.57MPa, 塔底再沸用量分别降低了7t/h和15t/h, 合计降低热量约360k Wh, 折合蒸汽0.4t/h, 蒸汽价格按150元/t计算, 年节约成本52.6万元。

歧化汽提塔和脱庚烷塔降压优化如表2所示。

3.7 分级投用和精细化管理伴热

装置伴热虽经分级管理后, 伴热蒸汽显著降低, 但仍有优化空间。

3.7.1 优化措施

1) 讨论总结伴热管理经验和教训, 进一步细化分级投用、精细化管理和动态化管理。

2) 对装置疏水器逐个进行排查, 共发现选型错误25个, 失效21个。

3) 对加热炉系统仪表伴热由用蒸汽伴热改为用凝结水伴热。

4) 停运重芳烃外送线、循环水线、地下污油收集系统、湿解吸剂外送和储罐 (动罐) 等系统伴热。

3.7.2 取得成果

2013年较去年同期1.0MPa降低5790t, 按1.0MPa蒸汽成本费用150元/t计算, 降低成本86万元。

低压蒸汽使用情况如表3所示。从表3可以看出, 随管理更加精细化, 1.0MPa蒸汽用量是逐年下降的。

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3.8 重整生成油直供芳烃重整油分馏塔

重整生成油进入芳烃联合装置后须经过2台精馏塔 (13C01、13C02) 加工后才进入后续抽提装置和PX装置。原运行中, 13C01系统需运转3台机泵, 2台空冷, 耗用1.0MPa蒸汽2.5t/h, 在2011年的生产优化中已实现部分停运, 因没直供流程物料仍需通过13C01的进料泵和塔底泵才能进入13C02。

3.8.1 优化措施

实现重整生成油直供13C02流程, 实现完全停运脱戊烷塔 (13C01) 系统的目标, 进而停运机泵2台。

3.8.2 取得成果

停运机泵2台 (22k Wh×2) , 折合经济效益17.6万元/a。

3.9 改造14C51流程, 全加工重整油

目前, 重整生成油将达到87.5t/h, 量的增加使下游芳烃装置负荷一直处于高位运行。芳烃现在进料已经达到80t/h, 装置部分单元形成了瓶颈, 如芳烃装置抽提单元进料已经由33t/h增加至42t/h, 达到了设计负荷的120%。多余的重整生成油芳烃装置现在已经无法加工。经过流程改造利用闲置塔14-C-51对重整生成油进行分离或对抽提进料优化提高重整生成油的价值。

开14-C-51时, 塔底组分调合汽油, 所以进二甲苯单元的C8量减少, 需要歧化增加负荷, 歧化苯的产量增加, C9的外甩量减少, PX产量也略有提高, 效益估算为3132元/h。

4 结语

通过大力推进精细化管理, 狠抓优化工作, 2013年经深入开展节能优化工作, 芳烃联合装置综合能耗较2012年降低约5个单位, 经济效益达到4000余万元。

芳烃装置优化实践证明:每项工作、每项管理都有优化和改进空间, 优化是工作进步、改进管理、提升效益的有效途径。对优化工作持之以恒, 从点滴抓, 从源头抓, 可以提高企业的管理水平和经济效益。

篇8：芳烃联合装置简介

在蒽醌法过氧化氢生产中, 芳烃的消耗主要是由有组织废气排放、无组织废气排放、废水中消耗、进入成品过氧化氢中的芳烃四部分组成。针对有组织废气排放, 公司现有涡轮膨胀机和活性炭纤维吸附装置进行处理, 芳烃回收率达到99%, 效果很好;废水通过四级隔油分离, 尽可能的回收了有机相;产品过氧化氢通过芳烃净化, 进一步降低产品中有机碳含量, 确保了产品合格率;针对无组织废气排放 (主要是氧化液贮槽解析气) , 通过有机物含量测定仪测量分析, 芳烃还有进一步回收的余地, 为保护环境, 降低原料消耗, 通过一些列的技改方式达到提高芳烃回收的目的。

1 改造前存在问题

芳烃是一种无色透明液体, 有时略带黄色。主要成分是三甲苯, 含少量的二甲苯、四甲苯、苯及胶质物。在生产中的作用:溶解2-乙基蒽醌, 提高过氧化氢的分配系数, 净化过氧化氢。重芳烃对人体的伤害主要是神经系统和皮肤。排入大气不仅会对环境造成严重污染, 而且易燃, 遇明火、高热或与氧化剂接触, 有引起燃烧爆炸的危险。沸点180~220℃, 密度0.874, 四甲苯闪点为54.5℃, 三甲苯的爆炸极限为1~5.3%。

在过氧化氢车间氧化液贮槽解析尾气含有重芳烃, 排放到大气中不仅污染环境, 而且造成资源的极大浪费。对此之前的改造是通过增大冷凝器换热面积来提高冷凝效果, 改造后, 尾气中的芳烃含量虽然得到了初步改善, 但效果还是不够彻底, 通过Mini RAE3000测得芳烃含量数值为6500mg/m3左右 (见表1) 。

2 主要技改措施

针对原有设计的氢化液、氧化液贮槽上的放空冷凝器换热面积只有3m2, 气相芳烃冷凝效果不好, 针对此项在氢化液、氧化液贮槽上新增两只换热面积为22m2平方冷凝器, 冷却介质改为5℃冷冻盐水。同时在新冷凝器上增加节流板, 使气体在冷凝器中得到充分冷凝, 气相芳烃能够尽可能被冷凝下来, 同时增大冷却器、贮槽的气相进出口管径, 由原来的直径DN100改为直径DN250的不锈钢管, 使气相解析气在大管径、低流速的情况下尽可能的回收芳烃。另外还在冷凝器后上了一套两箱四芯的碳纤维吸附装置, 利用碳纤维间歇性的吸附、脱附过程尽可能地回收尾气中的芳烃。通过技改后, 利用Mini RAE3000测得芳烃含量数值为2300mg/m3左右 (见表2) 并将尾气管引至高点30米处放空。

3 技改后的效果

这次改进后, 每天多回收芳烃60kg, 其经济价值按照目前芳烃的市场平均价格8500元/吨计算, 每年节约经济成本18.6万元。不仅减少了对环境的污染, 还“变废为宝”产生价值, 降低了生产成本, 达到了环境效益和经济效益的双丰收。

4 关于芳烃回收的进一步打算

经过碳纤维吸附和深冷效果下氧化液贮槽解析气, 实际测得芳烃含量约为2300mg/m3, 效果未达到排放标准。必须再并入有组织排放系统处理后放空, 必须符合大气排放标准 (<120mg/m3) 。考虑到芳烃大分子结构这一特点, 今后考虑利用膜吸附来代替碳纤维吸附, 作为进一步提高芳烃的回收率的另一课题。

摘要：针对蒽醌法双氧水工艺中氧化液贮槽解析气中芳烃回收, 进行一部分技改措施, 提高了芳烃回收率, 改善了工作环境。

关键词：蒽醌法,芳烃回收,芳烃

参考文献

[1]章晓麟.双氧水氧化尾气芳烃回收处理控制系统研究[J].企业技术开发, 2012, 6 (17) :175-176.

[2]陈冠群, 周涛, 曾平, 等.蒽醌法生产双氧水的研究进展[J].化学工业与工程, 2006, 23 (6) :550-555.

篇9：芳烃联合装置简介

本文是以延长石油集团的芳烃抽提装置为研究样本, 在其工艺流程的基础上分析装置可能出现的故障, 分析原因, 并找到处理措施。下图则是本公司芳烃抽提装置的工艺流程图。

2 故障现象与原因分析

现有的芳烃抽提装置是以传统的常压蒸馏系统为原型并进行改善的。在改进的装置中仍保留了传统的冷却设备, 但是冷却设备的大量应用, 使水循环系统在生产后期出现各种故障, 如冷却水的液位不稳定现象, 则最终导致循环系统中的冷却剂不稳, 不能高效利用, 溶剂浪费过多。

故障1:水汽提塔液位持续上升, 产生溶剂浪费

在流程操作过程中, 当系统的补水阀松弛时, 会造成阀门泄漏, 致使溶剂流失;重沸器工作时出现泄漏, 会将热蒸汽流失到塔釜中, 导致塔釜液位过高, 为了减缓现象发展, 正常生产, 不得不把含有部分溶剂的水排出系统, 导致溶剂流失;在水循环系统中, 回收塔、再生塔和汽提塔的泄漏和重沸器的泄漏相似, 但是他们泄漏的不是热蒸汽, 而是冷凝水, 冷凝水会随着循环的进行, 最终聚集塔釜, 致使塔釜液面的上升;在工作过程中, 管程循环冷却水的操作压力大大大于壳程塔顶的工作压力, 因此, 若塔顶的冷却器管束泄漏时, 循环水就会被压力差压进壳程, 致使含溶剂水沉降流失溶剂。

故障2:水汽提塔液位持续下降, 产生溶剂浪费

在循环过程中如出现水汽提塔水位下降时, 为了正常工作则会进行补水操作, 而频繁的补水操作会致使溶剂跑损。在工作过程中, 水汽提塔的放空点松懈, 或阀门内漏都会造成水位下降;同时, 循环过程中设备的工作紊乱, 产生物料夹带及抽余油水洗塔的泄漏同样会产生溶剂流损。在操作工程中, 由于设备工作不稳定会使塔压产生剧烈的波动, 此时物料平衡则被破坏, 而新的物料平衡的建立, 则必定会产生物料夹带。最典型的莫过于抽提塔塔顶抽余油的溶剂夹带。在抽余油进入抽余油水洗塔时, 大量的物料夹带及流速的波动, 会使水洗塔工作紊乱, 大大降低水洗效率。因此, 未水洗干净的水洗后抽余油会进入下一个工作单元, 不能进行很好的回收, 造成溶剂浪费。

3 芳烃抽提装置的故障诊断与处理

故障诊断:

在水循环系统工作中出现以上各种故障都会对整个工作流程产生影响, 有时甚至会造成不可挽回的后果。在日常工作中, 通常采用以下几种方法进行故障的诊断检查, 并进行处理。

(1) 现场检测法

此法可快速诊断出造成故障的操是作问题还是设备问题。当整个抽提装置的水循环系统和溶剂系统都出现故障时, 则要检查各个设备的阀门是否正常, 同时检查现场, 打开放空阀门, 检查各种介质是否夹带其他物质, 然后检查物料是否纯净以及各种水的酸碱度。由以上检查可以综合的判断抽提装置的故障问题, 表1是故障检查中出现的状况之一, 在这里作为例子进行分析。由表1可知, 此时的抽提塔和水洗塔的工作状况不佳, 抽余油夹带工作液进入下个操作单元。

(2) 取样化验法

此法是各塔塔顶冷却器的特征检验法, 可针对各种塔塔顶的泄漏问题进行诊断。首先, 分别对汽塔塔顶灌水泵出口水、回收塔塔顶灌水泵出口水、循环冷却水进行取样, 然后进行硬度及氯含量的检测。通过检测结果可准确有效的检测出泄漏点。表2是在实际操作中选取的特征例子, 在此对其进行分析判断。有表2可知, 汽提塔顶灌水泵的水的硬度和氯含量明显超出正常标准, 说明有循环水进入汽提塔, 汽提塔冷却器出现故障。

(3) 紧急停用法

此法是针对各塔塔底的重沸器进行诊断。当利用以上两种方法检测排出了操作问题、塔顶冷却器问题后, 可继续进行紧急停用法进行检测, 即紧急停用各塔的重沸器, 排出工作液并进行取样, 对工作液的各种指标进行检测, 以判断重沸器是否出现故障。值得注意的是, 在用紧急停用法对回收塔和再生塔进行检测时, 由于二者实在真空条件下进行操作, 所以应事先用氮气将工作环境还原到微正压状态, 再进行检测。

以下是在实际操作中检测的一组相关工作液的酸碱度数据:蒸汽冷凝水, 在1分钟时酸碱度为6.0, 15分钟时酸碱度是7.0, 30分钟时为8.0, 而塔釜液酸碱度为8.0, 数据说明重沸器出现故障。

故障处理:

在故障处理过程中针对不同的故障应采取相应的处理措施, 这样才能起到很好的效果, 使得设备正常工作, 达到预期目标。

(1) 操作出现问题, 产物物料夹带的处理方法

保持抽提塔和水洗塔的操作正常及其物料平衡, 同时保持抽提的正常适宜的工作环境, 在合适的温度及温度梯度下工作, 还要确保抽提塔的实际工作压力不低于理论的控制最低值。在操作过程中要同时兼顾抽提塔塔底界位稳定和塔顶抽余油的流速稳定, 避免两者出现任何的剧烈浮动。在保持水洗塔温度的正常范围时, 应缓慢地增加水洗塔的流量, 以防超过控制上限。

(2) 重沸器故障的处理方法

重沸器出现故障时, 通常将整个工作单元进行停工, 排空溶剂后进行蒸气清洗, 然后送往维修部门进行维修。而水汽提塔出现故障时, 则可以选用替代法, 即将进料线和抽出线用可工作胶管进行连接, 增加临时工作副线, 然后将水汽提塔停工, 排水后不用清洗即可进行维修。

(3) 冷却器故障的处理方法

抽余油水洗塔冷却器出现故障时, 关闭油及水循环系统, 将其冷却后改为汽提塔和回收塔共循环, 排空工作液、蒸汽清洗后进行维修。当汽提塔冷却器出现故障时, 维持油循环正常工作, 切断水循环和溶剂循环, 回收汽提塔内的工作液到回收塔, 排空工作液、蒸汽清洗, 然后进行维修。而当回收塔冷却器出现故障时, 处理操作基本和上述一致, 唯一不同之处是将回收塔的工作液转移到汽提塔。

4 结束语

通过对操作流程的分析和研究延长石油集团已具备很好的处理烃抽提装置水循环系统故障的操作能力, 可高速快捷的对故障进行诊断, 并作出相应处理, 最大限度的降低事故损失。

参考文献

[1]催银和.芳烃装置水系统优化操作的研究[M].化工科技, 2011, 15 (3) :32-33.