洛阳院提高对二甲苯装置经济效益方案.doc

《洛阳院提高对二甲苯装置经济效益方案.doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《洛阳院提高对二甲苯装置经济效益方案.doc（14页珍藏版）》请在三一办公上搜索。

1、提高对二甲苯装置经济效益的技术方案探讨徐又春(中国石化洛阳石化工程公司)摘要：为了提高对二甲苯装置的经济效益，应优先选用无歧化工艺流程及乙苯脱烷基型异构化催化剂、并联产邻二甲苯。联产邻二甲苯的适宜产量不大于0.3倍对二甲苯。当联产邻二甲苯的量为对二甲苯的0.3倍时，其经济效益显著，税后财务内部收益率不小于50，投资回收期不超过1年。关键词：对二甲苯 工艺流程 异构化催化剂 邻二甲苯 经济效益1 对二甲苯装置概况对二甲苯装置是以混合C8芳烃（或C7C9芳烃）为原料、生产高纯度对二甲苯（PX）供下游化纤装置作原料的“龙头”装置，因此，它对化纤工业的发展有着积极重要的意义。对二甲苯装置的技术特点主要

2、体现在从C8芳烃中分离对二甲苯与其他同分异构体的分离技术。早期采用的对二甲苯分离技术是深冷结晶分离技术，该技术是利用对二甲苯冰点高于其它C8芳烃的特点，经过深冷、结晶、过滤等工艺过程将对二甲苯分离出来，该技术的对二甲苯产品回收率及纯度均较低（分别为60%及99.0%），所以物流循环量及公用工程消耗大、操作和维修费用高，因此影响了该技术的发展和广泛应用，已逐渐被淘汰。七十年代初开发出了新的对二甲苯分离技术吸附分离技术，该技术采用高选择性的分子筛吸附剂选择吸附对二甲苯，再采用特定的解吸剂将被吸附的对二甲苯脱附下来，吸附及脱附过程采用液、固两相逆向分离的模拟移动床技术，从而实现了装置连续稳定操作，而

3、且对二甲苯产品回收率及纯度均有显著提高，特别是随着吸附剂和解吸剂的不断更新换代，目前该技术的对二甲苯纯度可达99.9%，回收率也高于98%。因此，近年来新建设的对二甲苯装置绝大多数采用吸附分离技术。本文将探讨的仅限于采用吸附分离技术的对二甲苯装置。截止到2002年底，已建成的PX生产装置全世界有70套、国内有11套。国内已有的11套对二甲苯装置中，仅有1套采用深冷结晶分离技术、且已停止生产，其余均采用吸附分离技术。我国现有PX装置基本情况详见表1。表1 我国现有PX装置基本情况序号生产厂家投产 日期原料歧化及烷基转移单元二甲苯异构化单元对二甲苯分离单元二甲苯精馏单元引进方式1上海石化（一期）1

4、973乙烯裂解汽油和重整汽油Toray TatorayToray Isolene-Toray Aromax配套设施成套引进2辽化 （一期）1979重整汽油和 乙烯裂解汽油ARCO Xylene-PlusEnglhardARCO (深冷结晶)配套设施成套引进3燕山石化1980乙烯裂解汽油和重整汽油/UOP IsomarUOP Parex/成套引进4天津石化（一期）1981重整汽油UOP TatoryUOP IsomarUOP Parex配套设施成套引进5上海石化（二期）1985重整汽油和 乙烯裂解汽油UOP TatoryUOP IsomarUOP Parex配套设施成套引进6扬子石化1985重整

5、汽油和 乙烯裂解汽油UOP TatoryUOP IsomarUOP Parex配套设施成套引进7齐鲁石化1990重整汽油和 乙烯裂解汽油UOP TatoryUOP IsomarUOP Parex配套设施成套引进8乌石化1997重整汽油和 乙烯裂解汽油UOP atoryUOP IsomarUOP Parex配套设施成套引进9辽化（二期）1995重整汽油UOP TatoryUOP IsomarUOP Parex配套设施引进技术、国内设计10洛阳石化2000重整汽油UOP Tator UOP Isoma UOP Parex配套设施引进技术、国内设计11天津石化（二期）2000重整汽油UOP Tato

6、ryUOP IsomarUOP Parex配套设施引进技术、国内设计自1996年起，由于市场不景气，PX价格持续下降，加上其原料（C8芳烃）价格几乎稳定不变，使PX装置的经济效益逐渐下降，因此，寻求提高PX装置经济效益（尤其是对于现有PX装置）的技术途径显得相当重要。本文将从装置流程方案的选择、产品方案的选择及异构化催化剂的选择三个方面来探讨对二甲苯装置的技术经济性、以提高对二甲苯装置的经济效益。2 对二甲苯装置流程方案的选择 （1）工艺流程说明 a. 二甲苯精馏单元：其目的是将新鲜进料和异构化产物及歧化产物（若存在歧化单元）中的C8+芳烃分离成C8芳烃和C9+芳烃，分出的C8芳烃送至吸附分离

7、单元，C9+芳烃送出装置；若装置内设有歧化单元，则还需将C9+芳烃分离成C9芳烃和C10+芳烃，C9芳烃送至歧化单元，C10+芳烃送出装置。 b. 吸附分离单元：其目的是利用选择性吸附剂和解吸剂将从二甲苯精馏单元送来的C8芳烃中的对二甲苯与其它三种异构体分离，从而生产出高纯度的对二甲产品，剩余C8芳烃送至异构化单元。 c. 异构化单元：其目的是在催化剂作用下，将从吸附分离单元送来的贫对二甲苯物料转化为富含对二甲苯的物料，以提高对二甲苯产率。 d. 歧化单元：其目的是在催化剂作用下，将从二甲苯精馏单元送来的C9芳烃与甲苯原料反应生成C8芳烃及副产苯。 （2）流程方案的选择根据上述四个单元的作用，

8、对二甲苯装置流程方案通常有两种选择，即：方案：无歧化方案，即装置由二甲苯精馏、吸附分离和异构化三个单元组成(如图1)；方案：有歧化方案，即装置由歧化、二甲苯精馏、吸附分离和异构化四个单元组成(如图2)。二甲苯精馏单元PX产品吸附分离单元二甲苯塔C8A原料异构化单元重芳烃图1 方案的PX装置流程示意图甲苯歧化单元二甲苯精馏单元C9A重芳烃塔PX产品吸附分离单元二甲苯塔C8+A原料异构化单元重芳烃图2 方案的PX装置流程示意图以东北某炼油厂一套拟建35104t/a PX规模的对二甲苯装置为例，采用乙苯脱烷基型异构化催化剂，分别采用方案及方案时，装置物料平衡和公用工程消耗见表2，主要技术经济指标见表

9、3。 表2 方案、方案物料平衡和公用工程消耗对比 序号项 目单位方案方案备 注1原料:（1）混合二甲苯（2）C7C9芳烃（3）H2(纯氢)104t/a104t/a104t/a45.000.5055.640.652产品:（1）对二甲苯（2）苯（3）甲苯（4）轻烃（其中苯）（5）重芳烃（6）燃料气104t/a104t/a104t/a104t/a104t/a104t/a35.000.175.66(4.86)1.613.0635.004.546.99(4.78)3.795.973公用工程消耗消耗:（1）燃料气（2）燃料油（3）循环水（4）电（5）净化风（6）氮气（7）3.5MPa蒸汽（8）1.0MPa

10、蒸汽（9）锅炉给水t/ht/ht/hkwh/hNm3/hNm3/ht/ht/ht/h8.692.11900500060020032.5-35.58.510.002.791690796073025033.5-2610.34能耗指标MJ/t1198015616对PX产品5催化剂及化学药剂（1）歧化催化剂（2）吸附剂（3）解吸剂（4）异构化催化剂（5）白土（6）惰性氧化铝瓷球（7）瓷砂ttttttt6007003918660705860070039302105100一次装入量一次装入量一次装入量一次装入量一次装入量一次装入量一次装入量6占地面积m217575201007总定员人4052 表3 方案、

11、方案主要技术经济指标对比 序号项 目单位方案方案备 注1总投资万元1017361196202建设投资万元947701113903建设期利息万元385145264铺底流动资金万元311537045销售收入万元184812209696生产期内年均6总成本万元163104194961生产期内年均7流转税及附加万元59985161生产期内年均8利润总额万元157109573生产期内年均9所得税万元51843159生产期内年均10税后利润万元105266414生产期内年均11投资利税率%21.3412.3212投资利润率%15.448.0013借款偿还期年6.597.74含建设期2年14财务内部收益率%

12、15.149.85所得税后15净现值（i=12%）万元15884-12083所得税后(全部投资)16投资回收期 （所得税后）年7.579.57含建设期 从表2及表3可以看出：与方案相比，采用方案时，由于省去了歧化单元、简化了二甲苯分馏单元（省去了重芳烃塔），可以节省投资18、降低能耗30、减少占地面积14、税后财务内部收益由9.85提高到15.14，方案各项经济指标均明显优于方案。因此，在混合二甲苯原料供应充足的条件下应优先选用方案无歧化方案，只有在混合二甲苯原料紧缺、尚有甲苯及C9芳烃的情况下才宜选用方案有歧化方案。 （3）产品方案的选择在对二甲苯产品价格不断下降的同时，国际市场上邻二甲苯（

13、OX）的价格一直在上升，到2002年 ，OX价格已超出PX价格（OX、PX及C8芳烃历年价格及价差详见表4）。另一方面，国内OX产品紧缺、市场形势看好，从近年来OX产品的进出口数量及差值已充分证明了这一点（详见表5）。 表4 国际市场PX、OX及C8A价格（年平均，美元/吨）1时间PXOXC8APXC8AOXC8A199655136929625573199749843529820023519983043002001041001999379366263116103200044442634797792001427411322105892002432436332100104表5 国内OX产品进出口数

14、量（吨）2时间进口量出口量进口量出口量1996345739992245811997200017274127271998809519401113061999320976161259362000756235527700962001667285966669平均39520806931451那么，能否在PX装置上联产OX产品、能够联产多少量的OX产品？下面将从工艺技术及经济效益方面对此进行探讨。 （1）OX来源对二甲苯装置中的OX来源有：a. 新鲜进料；b. 异构化产物。 当装置内设有歧化单元时，歧化产物中也含有OX。因新鲜进料量及歧化产物量均较少，而异构化产物量最多（是新鲜进料量的3倍以上），所以，对

15、二甲苯装置中OX的主要来源是异构化产物。异构化主要反应是：a. 邻二甲苯、间二甲苯与对二甲苯三种二甲苯之间的平衡转化；b. 乙苯异构成二甲苯；c. 乙苯断乙基后成为苯。 反应式如下： a. 二甲苯异构化： b. 乙苯异构化： c. 乙苯脱烷基：当三种二甲苯相互转化、反应达到平衡后，反应产物中的对二甲苯浓度仅与邻二甲苯浓度相近，均为22，而间二甲苯浓度最高，可达56，所以，异构化反应需多次循环，才能将原料全部转化、以最大限度地得到目的产品对二甲苯。在此过程中，若将邻二甲苯分离出，则可得到高附加值的副产品邻二甲苯。是否有较经济的分离方法将邻二甲苯分离出？邻二甲苯与其他C8 A及C9A的沸点如下：邻

16、二甲苯：144.42间二甲苯：139.10对二甲苯：138.35乙苯：136.19正丙苯：159.22异丙苯：152.391，2，3三甲苯：176.08从上述C8 A及C9A的沸点可看出，邻二甲苯与最相邻的组份间二甲苯之间的沸点差也不小于5，所以，可以采用精馏的方法分离出邻二甲苯。 （2）联产OX产品时装置工艺流程对于无歧化的对二甲苯装置，采用精馏方法生产邻二甲苯时的常规工艺流程是：异构化产物与新鲜进料混合进二甲苯塔，二甲苯塔底物流进邻二甲苯塔，从邻二甲苯塔顶分出OX产品（见图3）。该流程存在下列两方面问题：.OX产品质量：异构化产物是生产OX比较理想的原料，而新鲜进料一般为重整产物（歧化产物

17、除外），特别是重整装置为固定床重整技术时其产物的非芳烃含量较高，用来生产OX时很难生产出高质量的OX产品，因此，用异构化产物与重整产物的混合进料来生产OX时，其产品纯度也不容易达到高质量要求，所以，必须同时加大二甲苯塔及邻二甲苯塔的回流比。.设备过大：当装置规模较大时，二甲苯塔负荷较大，若采用常规塔盘则塔径过大，制造、安装及操作均有困难，若采用高效塔盘则投资过高。二甲苯精馏单元邻二甲苯塔OX产品PX产品重芳烃C8A原料吸附分离单元异构化单元二甲苯塔图3 生产OX时的PX装置常规流程示意图异构化单元二甲苯塔邻二甲苯塔二甲苯再蒸馏塔C8A原料吸附分离单元重芳烃PX产品OX产品二甲苯精馏单元图4 生

18、产OX时的PX装置新流程示意图针对上述两方面问题，本文提出了生产OX新工艺流程（见图4），即：异构化产物分为两股物流，一股进二甲苯再蒸馏塔（增设），用该塔塔底物流送至邻二甲苯塔，从邻二甲苯塔顶分出OX产品，另一股则与新鲜进料混合进二甲苯塔。该流程具有下列优点：.即使原料中非芳烃含量变高，也能保证高纯度的OX产品质量。.尽管增设了二甲苯再蒸馏塔，但因邻二甲苯塔塔径大大缩小，二甲苯塔塔径也相应缩小，因此总投资相当，同时由于降低了邻二甲苯塔的分离难度而节省了能耗。.当OX产品量需要改变时，可以通过调整异构化产物进二甲苯塔及二甲苯再蒸馏塔流量的比例来实现。当装置操作负荷降低或新鲜进料中非芳烃含量降低时

19、，甚至可以停开二甲苯再蒸馏塔，因此，装置具有较高的操作灵活性。对于一套规模为35104t/aPX及3.5104t/aOX的装置，当采用上述两种工艺流程时的三塔基本情况见表6。表6 两种工艺流程时的三塔基本情况项 目常规工艺流程新工艺流程二甲苯塔回流比（对产品）3.02.8塔盘数151121塔径（mm）7000/78005600/6800二甲苯再蒸馏塔回流比（对产品）/6.4塔盘数/190塔径（mm）/4400邻二甲苯塔回流比（对产品）23.41.5塔盘数9081塔径（mm）34001000（1） 联产OX产品时液收及单元规模的变化对于一套规模为35104t/aPX装置，当采用图4流程及乙苯转换

20、型异构化催化剂时，对装置联产不同量的OX产品情况进行模拟计算，计算前提是保持PX产量不变，计算结果为：当OX产量增加时，（PX+OX）总液收增加（见图5），当OX/PX0.3时曲线变化较陡，而OX/PX 0.3以后则曲线变化越来越平缓。这说明，从原料资源利用角度来看，在PX装置上副产OX产品产量的最敏感范围为OX/PX0 0.3。当OX产量增加时，各单元（包括二甲苯精馏、吸附分离和异构化）规模均变小（见图6）。这说明，当联产OX产品时，现有装置可扩能挖潜、新建装置可减少装置规模（2） 联产OX产品时装置投资及操作费用的变化联产OX产品时，由于需增设二甲苯再蒸馏塔及邻二甲苯塔，尽管这时的二甲苯塔

21、较不生产OX时塔径缩小，但投资及操作费用仍均有增加。当OX产量不大于0.3倍PX时，OX产品的回收率在50%以下（相对于异构化产物），这时二甲苯再蒸馏塔及邻二甲苯塔分馏较容易，所以，增加的投资及操作费用较低。当OX产量大于0.3倍PX时，上述两塔将需采用较多塔盘层数及较大回流比操作，塔底重沸炉热负荷也将增加较多，因此投资及操作费用增加较快。 图5 OX产量对（OX+PX）总收液的影响 图6 OX产量对PX装置规模的影响（3） 联产OX产品时的技术经济性将一套生产35104t/aPX的装置联产10.5104t/aOX产品时进行技术经济效益测算（包括现有装置及新建装置），测算时所采用的原料及产品价

22、格为：C8A原料：3021元/吨；OX产品：4110元/吨（2001年平均价）。测算出的主要技术经济指标见表7。 表7 主要技术经济指标序号项 目新建装置现有装置1主要消耗燃料，t/h0.52.0电，kW8007002建设投资，万元0.90.83财务内部收益率(税后)，54504投资利润率，81735投资利税率，97896投资回收期(静态，含建设期二年)，年2.73.0 表7结果说明：无论是新建装置还是现有装置，税后的财务内部收益率分别为54及50；从投资回收期来看，若扣除建设期二年，则所剩投资回收期分别为0.7年及1.0年，其经济效益大大好于常规芳烃装置。从表7还可看出，尽管新建装置投资略高

23、，但因装置内的高度热联合使燃料消耗降低，因此其经济效益略好，但处于同一水平。另外，在进行上述经济测算时，尚未考虑因生产OX而使装置能力相对扩大所带来的经济效益，若考虑该效益或将OX按2002年价格取值，则经济效益将更好。4 异构化催化剂的选择目前，二甲苯异构化催化剂主要有两种类型，即：乙苯脱烷基型和乙苯转换型。乙苯转换型催化剂的特点是：能将二甲苯同分异构体中的乙苯转化为对二甲苯，比较充分地利用C8芳烃资源，以生产更多的对二甲苯；它的缺点是：乙苯单程转化率低，造成乙苯在吸附分离及二甲苯异构化两个单元的循环量较大。乙苯脱烷基型催化剂的特点是：反应不受平衡限制，也不需要环烷烃中间“搭桥”，能将乙苯脱

24、烷基后转化为苯，单程转化率高，可使吸附分离及二甲苯异构化两个单元负荷降低。仍以东北某炼油厂一套拟建35104t/aPX规模的对二甲苯装置（无歧化单元）为例，分别采用乙苯脱烷基型异构化催化剂（方案）及乙苯转换型异构化催化剂（方案）时，装置物料平衡和公用工程消耗见表8，主要技术经济指标见表9。表8 、方案物料平衡和公用工程消耗对比 序号项 目单位方案方案备 注1原料:（1）混合二甲苯（2）C7C9芳烃（3）H2(纯氢)104t/a104t/a104t/a45.000.5041.690.182产品:（1）对二甲苯（2）苯（3）甲苯（4）轻烃（其中苯）（5）重芳烃（6）燃料气104t/a104t/a1

25、04t/a104t/a104t/a104t/a35.000.175.66(4.86)1.613.0635.000.952.363.300.263公用工程消耗消耗:（1）燃料气（2）燃料油（3）循环水（4）电（5）净化风（6）氮气（7）3.5MPa蒸汽（8）1.0MPa蒸汽（9）锅炉给水t/ht/ht/hkwh/hNm3/hNm3/ht/ht/ht/h8.692.11900500060020032.5-35.58.59.703.631125615073025041.0-44.7010.44能耗指标MJ/t1198014758对PX产品5催化剂及化学药剂（1）歧化催化剂（2）吸附剂（3）解吸剂（4

26、）异构化催化剂（5）白土（6）惰性氧化铝瓷球（7）瓷砂ttttttt600700391866070720840552007585一次装入量一次装入量一次装入量一次装入量一次装入量一次装入量一次装入量 表9 方案、方案主要技术经济指标对比 序号项 目单位方案方案备 注1总投资万元1017361115042建设投资万元947701042303建设期利息万元385142354铺底流动资金万元311530395销售收入万元184812178494生产期内年均6总成本万元163104159546生产期内年均7流转税及附加万元59986187生产期内年均8利润总额万元1571012760生产期内年均9所得

27、税万元51844211生产期内年均10税后利润万元105268549生产期内年均11投资利税率%21.3416.9912投资利润率%15.4411.4413借款偿还期年6.597.18含建设期14财务内部收益率%15.1412.42所得税后15净现值（i=12%）万元158842235所得税后(全部投资)16投资回收期 （所得税后）年7.578.44含建设期年从表8及表9可以看出：与方案相比，采用方案时，尽管原料（混合二甲苯）增加8，但可以节省投资10、降低能耗23、税后财务内部收益由12.42提高到15.14，方案各项经济指标均明显优于方案。因此，在混合二甲苯原料供应充足的条件下应优先选用方

28、案乙苯脱烷基型异构化催化剂方案，只有在混合二甲苯原料紧缺的情况下才宜选用方案乙苯转换型异构化催化剂方案。5 结论 （1）近年来，由于PX产品与C8A原料价差不断缩小，对二甲苯装置的经济效益逐渐下滑，因此，探究出能提高对二甲苯装置经济效益的技术途径具有十分重要的意义。（2）对于拟建的对二甲苯装置装置，在选择流程方案时，在混合二甲苯原料供应充足的条件下应优先选用无歧化流程方案，只有在混合二甲苯原料紧缺、需甲苯及C9芳烃作补充的情况下才宜选用有歧化流程方案。（3）对于拟建的对二甲苯装置装置，在选择异构化催化剂时，在混合二甲苯原料供应充足的条件下应优先选用乙苯脱烷基型异构化催化剂，只有在混合二甲苯原料

29、紧缺的情况下才宜选用乙苯转换型异构化催化剂。（4）通过优化比较，找到了在PX装置上联产邻二甲苯的新工艺流程。与常规工艺流程相比，该流程在不增加投资的前提下能生产出质量更高的OX产品，并且对原料的适应性更强、操作灵活性更高。（5）通过模拟计算，找到了在PX装置上联产邻二甲苯的适宜产量不大于0.3倍对二甲苯。对于一套新建及现有的35104t/aPX装置，联产10.5104t/aOX产品时，税后的财务内部收益率均不小于50，而投资回收期均不大于一年。该结果说明：在对二甲苯装置上适当的联产邻二甲苯产品能够实现投入少、产出多、显著提高经济效益的目的，对于现有装置可以摆脱困境、对于新建装置可以提高竞争力及抗风险能力。参考资料1世界石化市场2中国石油化工集团公司项目可行性研究技术经济参数与数据