苯乙烯装置节能措施研究 苯乙烯装置节能措施研究 张晓宇 （天津大沽化工股份有限公司，天津，３００４５２） 摘要：通过对苯乙烯装置各单元能耗（固有能耗、稀释蒸汽能耗、精馏能耗以及回收反应热）分析对比，找到了耗 能的环节和重点节能方向，并对影响能耗的主要因素进行研究。提出降低能耗的技术关键是开发“低水油比、高乙苯转 化率”的脱氢催化剂。并对本公司苯乙烯装置节能措施进行了梳理，提出两项节能新措施。 关键词：苯乙烯装置；能耗；节能降耗 ＤＯＩ：１０．３９６９／ｊ．ｃｎ．１２－１３５０（ｔｑ）．２０１４．０６．００７ 苯乙烯是一种重要的基本有机化工原料，广 采用节能技术越来越成为苯乙烯装置降低成本的 泛用于化工、电子、汽车、建筑、包装、日用轻 重要措施。本文综合分析了苯乙烯装置各单元的 工等领域，主要用于生产聚苯乙烯树脂（ＰＳ）、 能耗分配，从而找到降低能耗的关键所在。同时 丙烯腈一丁二烯一苯乙烯三元共聚物（ＡＢｓ）、苯乙 对本公司苯乙烯装置采用的节能措施进行梳理， 烯一丙烯腈共聚物（ＳＡＮ）树脂、离子交换树脂、 并提出两点新想法。 不饱和聚酯以及苯乙烯系热塑性弹性体ＳＢＳ、ＳＩＳ 出［１．２］ 。 １．苯乙烯装置流程简介 目前世界上９０％以上的苯乙烯装置都采用乙 本公司苯乙烯装置由乙苯单元、乙苯脱氢单 苯催化脱氢法工艺，由美国Ｄｏｗ化学公司首先开 元和苯乙烯精馏单元三部分组成。 发成功。典型的乙苯催化脱氢制苯乙烯工艺主要 １．１乙苯单元 有Ｌｕｍｍｕｓ／ＵＯＰ工艺、Ｆｉｎａ／Ｂａｄｇｅｒ工艺和ＢＡＳＦ 乙苯单元又细分为反应部分和精馏部分。反 工艺等瞳 。国内自行开发的苯乙烯成套技术也同 应部分包括烷基化反应和烷基转移反应两个反应 样采用乙苯催化脱氢的方法嘧’ 。 器。烷基化反应是原料乙烯与苯反应生成乙苯和 近年来，随着原油和原料价格的不断上涨， 少量多乙苯，烷基转移反应是精馏提纯得到的多 乙苯（主要是二乙苯和三乙苯）再与苯反应生成 作者简介：张晓宇（１９８６一）男，毕业于大连理工大学 乙苯。 化学工程与工艺专业，本科，助理工程师。现就职于天津 烷基化产物和烷基转移产物进入苯回收塔， 大沽化工股份有限公司生产指挥中心，从事生产指挥调度 塔顶和塔顶冷凝器中未冷却的苯蒸汽进入脱非芳 和工艺技术管理工作。 塔，并作为脱非芳塔的热源。在脱非芳塔中苯蒸 ．３１． 橡塑资源利用 汽与新鲜苯混合经过精馏，塔顶为苯和水共沸物 和非芳烃，塔釜为干苯返回苯回收塔。苯回收塔 塔顶液相一小部分作为回流，大部分作为烷基化 料，甲苯作为副产品送往罐区：塔釜为乙苯、苯 乙烯以及重组分，塔釜液进入循环乙苯回收塔。 循环乙苯回收塔塔顶采出乙苯，回到乙苯脱氢单 元作为乙苯原料，塔釜为苯乙烯及重组分，塔釜 和烷基转移反应进料苯，塔釜液进入乙苯回收塔。 乙苯回收塔塔顶液相一部分作为回流，另一部分 作为乙苯产品，塔釜液进入多乙苯回收塔。多乙 苯回收塔采用真空操作，控制塔压２３ＫＰａＡ，塔顶 液进入精苯乙烯塔。精苯乙烯塔塔顶采出纯苯乙 烯，作为产品送往罐区，塔釜液中含约４０％的苯乙 烯，其余为重组分，塔釜液进入焦油闪蒸罐。焦 液相（主要是二乙苯和三乙苯）一部分回流，另 油闪蒸罐为真空操作，气相管与精苯乙烯塔釜连 一部分作为烷基转移的第二股进料，塔釜残油去 通，苯乙烯与焦油中较轻组分闪蒸回精苯乙烯塔， 乙苯脱氢单元尾气吸收塔回收尾气中的芳烃。 罐底焦油送往罐区。 １．２乙苯脱氢单元 来自乙苯单元的原料乙苯和来自苯乙烯精馏 ２．苯乙烯装置能耗情况分析 单元的循环乙苯与２３０ＫＰａＧ中低压蒸汽混合后进 ２．１乙苯单元能耗： 入乙苯蒸发器，乙苯得到汽化，被第二脱氢反应 苯和乙烯发生烷基化生成乙苯和多乙苯的反 器产物换热后与来自蒸汽过热炉的过热蒸汽混合 应是强放热反应，其中乙烯和苯的反应热约为 进入第一脱氢反应器顶部发生负压绝热脱氢反 １０７２．６ＭＪ／ｔ．ＥＢ，因此本单元可以对外输出能量。 应，产物经过热蒸汽再加热后进入第二脱氢反应 本单元所需热源为高压过热蒸汽（４２００ＫＰａＧ） 器进一步反应，产物经过三级换热，首先与汽化 经减温后的高压饱和蒸汽，用量约５３ｔ／ｈ，热值约 后乙苯换热，然后与锅炉水换热，最后与乙苯水 ８９０４０ＭＪ／ｈ（汽化热），发生蒸汽约１３８０４３．９ＭＪ／ｈ， 蒸汽混合物换热使乙苯汽化。三级换热后脱氢气 所以利用反应热约（１３８０４３．９—８９０４０＝）４９００３．９ 温度降至约１２０＂Ｃ，再通过用脱氢液油水分离后的 ＭＪ／ｈ，折合成７３１．４ ＭＪ／ｔ．ＥＢ。反应热通过发生蒸 水喷淋降至６５℃后进入主冷器被冷凝至５５￣Ｃ，再 汽和作为苯精馏塔热进料的形式回收，各精馏塔 通过调整冷凝器被冷凝至３８℃左右，再进入气液 塔顶气相也通过发生蒸汽的形式回收热量，供其 相分离罐，氢气和部分有机气相进入压缩机，脱 它单元使用。 氢液进入沉降罐进行油水分离。利用密度差通过 乙苯催化脱氢制苯乙烯是由乙苯和水蒸汽在 挡板实现油水分离后，油相进入罐区脱氢液罐， 催化剂作用下发生脱氢反应，从而生成苯乙烯并 水相进入汽提塔回收有机物。压缩机出口气相经 副产氢气。 过三级冷却后进入尾气处理单元回收尾气中的芳 烃。 １．３苯乙烯精馏单元 来自乙苯脱氢单元的脱氢液首先进入苯／甲 苯塔，塔顶为苯和甲苯混合物以及部分非芳、水， 其中苯和甲苯回到乙苯单元，首先进行分离，之 后苯进入脱非芳塔作为烷基化和烷基转移的原 ．３２． 苯乙烯装置节能措拖研究 Ｃ ６Ｈ ５－Ｃ ２ Ｈ ５—・＿——————・．－． Ｃ ６Ｈ ５－Ｃ ２Ｈ ３ Ｈ ２ 乙 苯 苯 乙 烯 氢 气 在发生主反应的同时，还会发生热裂解、氢化裂解等多种副反应。 Ｃ ６Ｈ ５ Ｈ ３ ＋Ｈ ２ ＋ Ｃ 甲 苯 Ｃ ６Ｈ ５・Ｃ ２Ｈ ５——————●－一 Ｃ ６Ｈ ６ ＋ 氢 气 ＣＨ ４ ＋ 碳 Ｃ （２） ＝∞量乙 苯 苯 甲 烷 碳 在反应温度为５８０￣Ｃ时，主反应所需的反应热 约为１２４．５７ＭＪ／ｋｍｏｌ，属于强吸热反应。由于主反 固有能耗，无法进行减小优化。反应区能耗中的 主要部分是稀释蒸汽所消耗的能量，按１．１５的水 舢 姗 应为增分子反应，反应压力的降低对反应的进行 非常有利，在现有的工业装置中，此反应都是在 负压系统中进行。蒸汽作为稀释剂用于降低分压， 油比操作时此稀释蒸汽消耗约４９５５．２ＭＪ／ｔ．ＳＭ，余 下小部分（８３１１．３—１１７３．４—４９５５．２＝２１８２．７ ＭＪ／ｔ．ＳＭ）为反应区操作过程所消耗的能量。所 同时帮助提供反应热。 以水油比（进反应器的蒸汽与乙苯质量比）为 １．１５的情况为例，包括蒸汽、燃料和循环水在内 的总能耗为１２４５３．９ＭＪ／ｔ．ＳＭ（电及其它公用工程 以降低占反应区能耗５９．６％、占整套装置能耗 ３９．８％的稀释蒸汽消耗量，对降低装置的总能耗具 有很重要的作用。 稀释蒸汽的用量取决于三个因素：（１）催化剂 操作水油比；（２）乙苯单程转化率；（３）苯乙烯选 择性。目前成熟催化剂的苯乙烯选择性都能达到 或超过９７ｍｏｉ％，改进余地不大，而乙苯单程转化 率仅为６５％左右，所以降低稀释蒸汽用量可以从降 消耗相对很小，暂不计入，下同）。其中反应区 约为８３１ １．３ＭＪ／ｔ．ＳＭ，精馏区约为４１４２．６ＭＪ／ｔ．ＳＭ。 从能耗分配上可知反应区占总能耗的较大份额， 所以降低反应区的能耗对降低装置的总能耗将有 较大的贡献。 ２．２乙苯脱氢反应区能耗分析 主反应的反应热为１２４．５７ＭＪ／ｌ（ｍｏｌ，对应的 １１７３．４ＭＪ／ｔ．ＳＭ能耗是乙苯脱氢制苯乙烯工艺的 低水油比和提高乙苯单程转化率两方面入手，这 两方面都取决于脱氢催化剂的性能。 Ｏ ０．７０ ｏ．８５ ｌ肿 １．１５ １．３Ｏ 捌，ＣＨＩ￣ａｌｉＯ 图１不同水油比下装置的能耗 橡塑资源利用 图１表示水油比变化对装置能耗的影响。可 １．１５下降至１．Ｏ，则装置总能耗下降１３％左右。而 见水油比对反应区能耗影响较大，如水油比由 水油比下降对精馏区的能耗基本没有影响。 、Ｉ∞ 至毒＇９ｌＩ硼ｌｕ静盏 ＥＢＯ蝴 聃 图２不同乙苯转化率下装置的能耗 图２表示乙苯转化率变化对装置能耗的影响。 离过程的热能，即精馏分离过程在两个精馏塔中 随着乙苯转化率的提高，反应区、精馏区以及整 进行，其热能的回收率可达４０－５０％。 个装置的能耗都相应下降。如乙苯转化率由６６％ 另有通过共沸实现整个苯乙烯装置的热集 增加至７５％，反应区能耗下降约８９６，精馏区能耗 成，主要特点是通过乙苯与水在一定比例下混合 下降约ｌ１％，装置的总能耗下降约９％。 后沸点降低的原理，利用精馏区乙苯塔塔顶物料 但乙苯单程转化率不可能无提高，还应 的热量将反应进料进行蒸发 ，从而将６０－９０％的 考虑乙苯转化率提高后产生的催化剂活性部位结 脱乙苯过程热能回收。由于要达到乙苯和水共沸 焦加剧等问题，这会造成催化剂的寿命缩短，综 的目的，对水和乙苯的比例有一定的要求，所以 合效益不高。 在一定程度上了反应进料中水油比的降低。 ２．３ ＳＭ精馏区能耗分析 目前本公司使用的脱氢催化剂供应商为巴斯 对占装置能耗３３．３％的精馏区，在流程节能方 夫，实际控制水油比为１．Ｏ２～１．Ｏ４。在此水油比 面研究较多 ，现有技术中较多采用多级变压热 下，分离乙苯采用多级变压热集成技术更节能。 集成的技术来回收能量，脱除乙苯的精馏分离过 本公司ＳＭ精馏乙苯回收塔采用二级变压热集成技 程在两个以上的塔中进行，塔的操作压力逐级降 术。 低，并将压力相对较高的前一级塔的塔顶物料作 为后一级塔的物料再沸加热介质Ⅱ。’“ 。多级变压 ３．本公司苯乙烯装置的节能措施 热集成回收精馏分离热能的回收率取决于采用级 ３．１在低水油比条件下脱氢 数的多少，理论上级数越多回收率越高。但实际 低水油比是基于活性高选择性好的催化剂为 上过多的级数却因为设备及操作工艺的复杂性大 前提的。在低水油比条件下，乙苯在乙苯脱氢过 为增加而导致实用价值的降低，现有技术中一般 程中需要蒸汽量大幅减少，同时尾气压缩机负载 较多采用两级变压热集成来回收乙苯和苯乙烯分 也减小，而且需要冷量也减小，从而实现能耗降 橡塑资源利用 相冷却至约５５—５６℃，再通过两台并联的循环水冷 却器将脱氢气相冷却至３８—３９℃，这样既节省了水 （３）针对脱盐水下游用户有８０％需要将脱盐水 加热到５０℃以上使用，脱盐水的正常出水温度为 资源，又降低了设备采购难度。 ３．７三级换热器的使用 乙苯进料与中低压蒸汽混合后约为１００℃，实 现雾化，在乙苯汽化器中与脱氢气换热后达到约 ２３５℃，最后在乙苯过热器中与脱氢气换热后达到 ２５℃，将工艺凝液作为脱盐水的加热热源。 上述三种方案均付诸实践，收到良好效果， 节约了许多成本。 ３．９氢气和天然气混烧 乙苯脱氢尾气主要是氢气，在没有下游氢气 ５３０℃；脱氢气从反应器出来约５７０℃，在乙苯过 热器与乙苯／蒸汽混合气换热后温度降至约 用户的前提下，氢气要么排放要么燃烧。目前脱 氢尾气经冷却、吸收两个过程回收芳烃后，与天 然气混合进入蒸汽过热炉作为燃料，可节省部分 天然气。 ３６０￣Ｃ，再与高压锅炉水换热后温度降至约ｌ８５℃， 最后与乙苯／蒸汽混合气换热后温度降至约 １２０℃。这个过程都在一个整体的分为三级的换热 器中实现，此换热器为管壳式换热器，乙苯／蒸汽 混合气、高压锅炉水分别走第一和第三级的壳程， 高压锅炉水走第二级壳程，脱氢气在三级中都走 ４．节能新想法及其经济效益 ４．１新增蒸汽过热炉空气预热器 蒸汽过热炉是苯乙烯装置中的关键设备，其 管程。这样热能得到充分回收，减少了热损失。 ３．８蒸汽凝液回用 作用是为两个脱氢反应器提供热源，它关系到整 个装置的安全运行和稳定生产。同时蒸汽过热炉 也是苯乙烯装置的主要耗能部位，蒸汽过热炉的 节能降耗对降低整个苯乙烯装置的能耗指标关系 较大。 乙苯脱氢需要水蒸汽作为介质，反应后流出 物经过冷却分层，脱氢液送至精馏单元，工艺凝 液经过汽提，去除其中的有机物后送至装置界外。 但经负压汽提后的凝液温度约８０℃，热能无法利 本公司苯乙烯装置现有一台蒸汽过热炉 （ＨＳ１２１９／１２０１），该炉分为两部分，各有ｌ８个 用实为可惜。但这种低品位热值较难充分利用。 对于热水的热能利用通常的办法是用作采暖 底部燃烧器，都是两侧１２个小燃烧器，中间６个 和伴热，但毕竟这部分热能受季节影响，且用户 少，热能利用微乎其微。本单位结合工厂实际情 况提出三种热能回收解决方案： （１）以工艺凝液作为加热介质，用于加热苯乙 大燃烧器。均利用天然气和所产尾气作为燃料气 进行混烧，燃料气消耗量较大。目前常用的节能 措施有增加对流段管束数量，降低排烟温度；采 用高效保温材料减少散热损失等。上述办法不但 投资较大而且节能效果不明显。为了减少燃料消 耗，提高过热炉的经济效益，可以通过加热过热 炉底部燃烧器燃烧用的助燃空气，使进入炉膛的 空气升温，从而降低蒸汽过热炉的燃料消耗。 烯精馏单元的进料，使精馏单元进料温度从９０￣Ｃ 提升至９６℃，将精馏塔蒸汽用量减少２ｔ／ｈ，年节 约蒸汽１６ｋｔ； （２）以工艺凝液作为加热介质，用于加热脱盐 水装置的原水，使原水温度保持２０￣Ｃ以上，每年 约有半年的工作时间，被加热原水量为ｉ００万吨／ 半年； 技术改进方案：自工艺凝液总管引出的工艺 冷凝液母管ＤＮＩ５０，经过流量计计量后进入炉区， 沿炉膛两侧分布，通过进、回水干管（ＨＳ１２１９／１２０１ 苯乙烯装置节能措施研究 进、回水干管各３根）；每根干管分别引出６个 支管接入６个空气预热器（该炉共计３６个空气预 热器）；３６个空气预热器主要通过“一对一”对 接方式与过热炉上的３６个底部燃烧器连接，工艺 凝液经过各个空气预热器换热后回到炉膛两侧各 自的凝液回水干管，经干管汇集到母管后返回至 有３４％的水作为废水排放。采用反渗透排放水回收 设备，利用苯乙烯装置的工艺凝液部分与脱盐水 反渗透浓水混合，降低浓水中电导率及各离子量， 从而实现浓水作为生产水回用。预期改造后总回 收率可达到７６％，排放水减少为２４％，可节省原水 约４５ｌＩｌ３／ｈ，按８０００ｈ计算，可节约原水费用约２５０ 活性炭过滤器的管线接头。 万元。 预热空气温度随环境温度和工艺冷凝液流量 而变化，可以通过调节工艺冷凝液流量来控制预 ５．结语 热空气温度，在每台预热器内部都设有专用的流 通过对苯乙烯装置各单元工艺中固有能耗、 量分配器，在不需对每个干管作出任何调整的情 稀释蒸汽能耗、精馏能耗及其它操作能耗的分析 况下，保证各台预热器出口温度相差无几。 对比，可知目前苯乙烯工艺中能耗最大的是稀释 节能改造后，利用装置工艺凝液（７５℃左右） 蒸汽。降低反应过程中的水油比，提高乙苯转化 加热助燃空气，使常温空气进入蒸汽过热炉的温 率，都能降低稀释蒸汽的能耗。 度达到６０℃，可减少燃料气用量约７０Ｎｍ３／ｈ。按３ 本公司苯乙烯装置已经采用低水油比的脱氢 元／Ｎｍ。，年操作８０００ｈ计算，每年可带来１６８万元 催化剂和分离乙苯／苯乙烯的二级变压热集成技 的经济效益。 术，这在工艺路线上已经占据了优势。无论是烷 系统投运后，预计整台蒸汽过热炉能耗降低 基化／烷基转移催化剂还是脱氢催化剂，目标都是 约１％，没有新增用电设备，没有污染物生成。 高转化率高选择性低比率（苯烯比和水油比）。 ４．２脱盐水反渗透浓水回用 我们会继续研究新技术寻找节能降耗措施，实现 原有脱盐水系统中超滤及反渗透装置的回收 更大的经济效益和社会效益。 率分别为９２％和７５％，系统总回收率不超过６６％， 参考文献： ［１］钱伯章，王祖纲．化工技术经济［Ｊ］．２００４，２２（１２）： ［５］韩言青．齐鲁石油化工［Ｊ］，１９９３，（２）：１３１－１３４． １５—１９． ［６］王明福，齐航．齐鲁石油化工［Ｊ］，２００７，３５（３）：１９４一 ［２］左文明，张群，王威，等．炼油与化工［Ｊ］，２００７， １９７． １８（３）：５５—５６． ［７］Ｖ Ａ韦尔奇．ＣＮ：９９ ８０７ ３９０．３［Ｐ］． ［３］徐志刚，朱子彬，张成芳，等．化工学报［Ｊ］，２００１， ［８］蓝仁水，黄贵明．ＣＮ：２００５ １０ ０８３ ８３２．５［Ｐ］． ５２（１０）：８５８—８６５． ［９］吴德荣，洪纯芬，等．ＣＮ：２００７ １０ ０４７ １９５．５［Ｐ］． ［４］徐志刚，朱子彬，张成芳，等．化工学报［Ｊ ，２００１， ５２（１０）：８６６—８７１． 收稿日期：２Ｏ１４—１ｏ－１１ ．３７．
