芳烃装置改造总结

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芳烃车间工作总结

芳烃车间工作总结
经过一段时间的辛勤工作，我们芳烃车间取得了一定的成绩。

在这里，我想对我们的工作进行一次总结，以便更好地指导今后的工作。

首先，我们在生产过程中始终坚持安全第一的原则。

通过严格遵守操作规程和安全操作流程，我们成功地避免了一系列潜在的安全风险，确保了生产过程的安全稳定。

同时，我们也加强了安全意识培训，提高了员工的安全意识，使每个人都能够做到安全生产，为企业的可持续发展打下了坚实的基础。

其次，在生产质量方面，我们也取得了一定的成绩。

我们不断优化生产工艺，提高了产品的质量和产量。

通过对生产设备的维护和保养，我们成功地降低了设备故障率，提高了设备的利用率。

同时，我们还加强了对产品质量的监控和检测，确保产品符合国家标准和企业要求，为客户提供了高质量的产品。

此外，我们还注重了团队合作和员工培训。

通过团队合作，我们成功地解决了一系列生产过程中的技术难题，提高了生产效率和产品质量。

同时，我们还加强了员工的培训和技能提升，使每个员工都能够不断地提升自己的技能水平，为企业的发展提供了强有力的支持。

总的来说，我们芳烃车间在过去的工作中取得了一定的成绩，但同时也存在着一些不足之处。

希望在今后的工作中，我们能够继续保持良好的工作状态，不断完善工作流程，提高生产效率和产品质量，为企业的发展做出更大的贡献。

相信在大家的共同努力下，芳烃车间一定会迎来更加美好的明天。

芳烃联合装置节能措施及效益分析

芳烃联合装置节能措施及效益分析摘要：持续改造和芳烃装置是炼油化工企业的主要生产单元之一。

因为改革能为芳烃装置提供原料，所以一般来说是作为组合单位建造的。

连续重整装置以精制石脑油和加氢裂化重石脑油为原料，以氢为副产品，生产高辛烷值汽油的混合组分，一般包括原料预处理、连续重整和催化剂再生装置。

芳烃装置采用改性油或购买的混合二甲苯作为原料生产苯、甲苯、对二甲苯和邻二甲苯。

吸附牵引技术的芳烃装置一般包括芳烃抽提取、不成比例、吸附分离、异构化、二甲苯提取和供应单元。

目前，世界上只有三家公司能够提供全套工艺包技术，包括中国石化自主开发的连续重整和芳烃成套技术。

关键词：芳烃装置；静设备；节能；优化引言受市场影响，河北新启元能源技术开发有限公司的芳烃抽提装置断断续续地启动和停止，每次启动时都需要建立调整质量的周期，只有质量质量设置合格后，才能输送材料，设备的周期调整时间通常为12小时，这使得公共能耗高，设备占用量低。

因此，通过优化工艺流程，将三塔(萃取、剥离、回收塔)的溶剂循环转化为两塔(萃取、回收塔)，可以加快启动周期的调整时间，减少公共能源的使用，提高设备的整体经济效益。

1芳烃联合装置工艺流程芳烃联合装置的工艺流程见图1所示。

来自加氢装置的石脑油进入2#连续重整装置，经过反应、精馏的重整脱戊烷油C+5进入重整油分离塔，塔顶物料C6、C7经冷却后送至芳烃抽提装置，塔底C7以上的物料通过白土塔脱除烯烃后与歧化装置甲苯塔塔底产物混合送入二甲苯塔第73层塔盘，异构化脱庚烷塔塔底产物送至二甲苯塔第39层塔盘。

二甲苯塔塔顶物料作为吸附分离原料，塔底物至重芳烃塔。

重芳烃塔塔顶物料送至歧化装置作原料，塔底物料经冷却后送出装置。

在吸附分离单元经吸附、解吸后得到产品对二甲苯送出装置，抽余液(贫二甲苯)送至异构化进行反应，再送至二甲苯塔。

图1芳烃联合装置工艺流程示意2芳烃抽提装置蒸汽用能现状及分析在芳香抽提装置中，3.7 MPa(g)过热蒸汽和锅炉水从装置管网通过过热器和过热器，产生3.7 MPa(g)satt蒸汽和2.2 MPa(g)satt蒸汽，分别发送到每个蒸汽消耗装置。

芳烃抽提装置脱瓶颈系列改造优化

高达８８℃ 。随着运行时间的延长情况进一步恶化，
２０１５年２月中旬，裂解汽油氯含量从小于１ｍｇ／ｋｇ飙升至３００ｍｇ／ｋｇ，直接影响加氢装置一反和二反
催化剂，使催化剂活性下降，造成混合芳烃溴价不合格和氯离子含量高，进入芳烃抽提装置后导致环
丁砜溶剂降解严重，溶剂ｐＨ值从５．７快速下降至２～３，一方面设备腐蚀加速，另一方面导致苯产品
中性试验呈酸性。
１＿５芳烃抽提装置低温位热源未充分利用
液一液抽提单元负荷在２５．５ｔ／ｈ就出现操作波动大、混合芳烃质量差的问题，很难达到２６ｔ／ｈ设计负荷，已成为芳烃抽提装置液一液抽提单元高负荷
摘要：贫富溶剂换热器Ｅｌ０２易结垢、汽提塔易发泡、抽提塔处理能力不足、抽提蒸馏
单元贫溶剂能量难以优化利用等瓶颈问题，影响液一液抽提系统的平稳生产，增
加了芳烃抽提装置能耗，导致芳烃抽提装置运行时间短。通过实施芳烃抽提装置脱瓶颈系列改造，溶剂装置运行得到优化，消除了运行瓶颈，装置运行平稳，节
石油石化绿色低碳
２０１６年６月－第１卷・第３期
ＧｒｅｅｎＰｅｔｒｏｌｅｕｍ＆Ｐｅｔｒｏｃｈｅｍｉｃａｌｓ
＞＞过程优化＜＜
芳烃抽提装置脱瓶颈系列改造优化
陈喜钻

芳烃联合装置节能改造

芳烃联合装置节能改造Aromatic Complex Unit Energy SavingTransformation领域：化学工程研究生：李志刚指导教师：马智企业导师：潘地培天津大学化工学院二〇一二年九月独创性声明本人声明所呈交的学位论文是本人在导师指导下进行的研究工作和取得的研究成果，除了文中特别加以标注和致谢之处外，论文中不包含其他人已经发表或撰写过的研究成果，也不包含为获得天津大学或其他教育机构的学位或证书而使用过的材料。

与我一同工作的同志对本研究所做的任何贡献均已在论文中作了明确的说明并表示了谢意。

学位论文作者签名：签字日期：年月日学位论文版权使用授权书本学位论文作者完全了解天津大学有关保留、使用学位论文的规定。

特授权天津大学可以将学位论文的全部或部分内容编入有关数据库进行检索，并采用影印、缩印或扫描等复制手段保存、汇编以供查阅和借阅。

同意学校向国家有关部门或机构送交论文的复印件和磁盘。

（保密的学位论文在解密后适用本授权说明）学位论文作者签名：导师签名：签字日期：年月日签字日期：年月日中文摘要洛阳分公司芳烃联合装置由芳烃抽提装置、苯抽提蒸馏装置和对二甲苯联合装置等部分组成，其核心生产装置为芳烃抽提及对二甲苯联合装置。

芳烃抽提装置包括原料预分馏、芳烃抽提、B-T精馏、溶剂油四个单元，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26万吨/年（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、异构化和吸附分离四个单元构成，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16万吨。

为适应装置原料的变化和下游装置对原料的需求，根据中国石化总公司科技委对PX装置的扩能改造的咨询意见，分两阶段对装置进行了扩能改造，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。

芳烃装置二甲苯加热炉的优化改造

芳烃装置二甲苯加热炉的优化改造张起中国石油化工股份有限公司天津分公司化工部天津 300270 摘要：芳烃产品价格大幅下滑，苯、甲苯、对二甲苯、邻二甲苯和混合二甲苯等芳烃类主要产品价格接近汽油价格，且与原料石脑油价格进一步缩小，芳烃装置效益受到很大程度的影响。

关键词：芳烃联合装置；产品结构优化；从炼化一体化的角度考虑，部分中间物料既可以做进一步分离和转化，也可以直接作为产品产出。

部分产品不仅可以作为芳烃产品，而且可以作为高辛烷值汽油调和组分，产品结构调整潜力很大。

一、芳烃产品芳烃原料，受上游炼厂加工能力和乙烯能力影响，中国石化集团公司部分芳烃联合装置的原料结构。

三苯收率仅能维持在行业中游的水平。

同时，乙烯裂解汽油的资源仅维持在9．2％～9．7％，难与中国石化加工乙烯裂解汽油比例相对较大的企业对比，也因此限制了产品结构中三苯收率的提高。

芳烃装置是效益大户，其效益直接影响分公司化工板块的绩效指标，同时芳烃装置也是能耗大户，有较高的耗能强度、较复杂的工艺物流和换热网络，存在比较多的低温余热。

二、芳烃联合装置的产品结构优化1.生产任务的优化。

芳烃装置肩负的主要生产任务有生产苯、对二甲苯，副产低成本氢气供炼油区域，并外供高辛烷值汽油调和组分。

装置主要功能部分重整和PX侧重点略有不同，对于重整部分，因为目前石脑油和芳烃差价较大，向炼油部分供氢以及提供高辛烷值汽油方面起着重要作用，两套装置需维持高负荷运行；而PX装置主要任务为生产三苯产品，为化工板块创造经济效益，装置生产方案可以灵活调节，受上游装置波动影响相对较小。

因此PX装置可以根据化工市场行情变化进行不同生产方案的绩效核算，建立有效的经济评价体系，通过调整歧化装置负荷和配比、二甲苯精馏单元参数、异构化催化剂活性等操作优化，调整三苯产品产量、比例、外甩甲苯/碳九（C7/C9）量，以求达到产品效益最大化。

2.设备及操作优化。

装置设备主要有加热炉、塔器、反应器、换热器、机泵、压缩机等，通过采用单元强化手段提高单元设备的能量利用效率。

芳烃装置全流程优化见成效

95企业管理　视对他们施工技术进行规范。

要定期开展施工安全意识方面的教育，使广大施工人员能够从内心深处认识到安全施工的重要性。

此外，加大安全宣传力度，在施工现场通过拉横幅的方式，将安全施工的思想传达到位。

　综上，在建筑工程项目中，施工现场的管理工作较为重要，对工程的施工质量以及施工进度等有着较大的影响。

当前，在施工现场管理中，还存在着一定的问题，如管理人员的素质水平有待提升；管理制度不够完善。

因此，在今后的管理中，施工单位需要重视对管理人员的专业培训；要进一步完善管理制度；并重视安全以及技术方面的管理。

参考文献：[1]郑伯聪.论述建筑工程项目管理中的施工现场管理与优化措施[J ].城市建设理论研究(电子版),2018,02:135.[2]蔡勇锋.论述建筑工程项目管理中的施工现场管理与优化措施[J].居舍,2018,24:159.芳烃装置全流程优化见成效D501至自T552E803E803自中国石化海南炼油化工有限公司（简称海南炼化）的芳烃装置利用２０１７年大检修时间完成了歧化与烷基转移装置的扩能改造，歧化催化剂由ＨＡＴ－０９９更换成ＨＡＴ－３００，于２０１８年２月５日完成了歧化反应系统投料。

ＨＡＴ－３００甲苯歧化催化剂是由中国石化上海石油化工研究院（简称上海石化院）自主研发的最新一代歧化催化剂。

２０１６年９月，该催化剂在中国石油化工股份有限公司天津分公司７５０ｋｔ／ａ甲苯歧化装置上成功应用。

催化剂性能达到同类技术先进水平。

该催化剂具有反应空速高、反应压力低、氢烃比低等特点，不仅可以降低循环氢压缩机能耗，而且加大了装置对重质芳烃的处理量。

一、工艺流程歧化进料中的甲苯主要是自芳烃抽提装置来的苯／甲苯混合芳烃和自吸附分离装置来的粗甲苯，它们和自重芳烃塔顶来的Ｃ９／Ｃ１０芳烃在歧化反应器中反应，为对二甲苯装置生产低ＥＢ含量的优质Ｃ８芳烃原料，同时副产苯、少量轻烃和燃料气。

重芳烃塔Ｃ８０４的塔顶馏出物为含少量Ｃ１０Ａ的Ｃ９Ａ，塔顶气相给重整油分馏塔重沸器Ｅ８０３供热，冷凝冷却后进入重芳烃塔回流罐Ｄ８０５，此外还有一条旁路线来调节塔顶与回流罐的压差。

连续重整装置开工总结

连续重整装置开工总结一、概况1.1装置简介330 万吨/年连续重整装置是某炼化 150 万吨/年芳烃联合装置的主要装置之一。

装置由中石化洛阳工程进展工程设计，四台重整反响器两两重叠布置。

设计年开工时间为 8400 小时，装置操作弹性为 60～110%。

330 万吨/年连续重整装置由预加氢、重整、催化剂连续再生三个单元组成。

装置以轻烃回收装置直馏石脑油和加氢裂扮装置重石脑油为原料生产芳烃，重整生成油送往二甲苯分馏单元，同时生产预加氢轻石脑油、戊烷、液化气、含氢气体等产品；预加氢轻石脑油和戊烷送至轻石脑油异构扮装置；液化气送至气体分馏装置；含氢气体除供芳烃联合装置自用外，其余送至 PSA 经提纯后供加氢装置使用；连续重整装置相对应的各单元设计规模见表 1-1：表1-1 连续重整装置各单元设计规模单元名称设计规模预加氢 260 万吨/年重整 330 万吨/年催化剂再生 3175 公斤/小时(7000 磅/小时)1.2装置的主要技术特点1.预加氢单元：预加氢承受先加氢、再汽提后分馏的工艺流程。

预加氢催化剂承受美国 UOP 公司的 HYT-1119 催化剂，反响器入口压力为 3.19MPa。

设置补充氢压缩机，将重整产氢由 2.6MPa 升压至 2.85MPa 后为预加氢反响供给补充氢气。

2.重整单元：重整承受美国 UOP 最的超低压连续重整工艺技术及 UOP 公司的R-264 催化剂，四台反响器两两重叠布置。

重整反响设计条件如下：平均反响压力0.35MPa、反响器入口温度 536℃，体积空速 1.82h-1，轻烃分子比 2.3，C5+辛烷值为 105.7(RON)。

再接触系统设置两台重整氢增压机将重整产氢压力上升至2.6MPa，设置三台丙烷冷冻压缩机提高重整增压氢的纯度同时提高重整产物的液体收率。

3.催化剂再生单元：催化剂再生局部承受美国 UOP 的CycleMax 二代工艺技术。

待生催化剂和再生催化剂分别设置除尘系统，再生烧焦放空气脱氯承受Chlorsorb 工艺技术回收其中的氯化氢。

芳烃抽提装置问题分析及优化措施

芳烃抽提装置问题分析及优化措施摘要：芳烃抽油机设备泄漏的原因很多，采用定期分析方法受到各种实际经验的影响，因此在后续作业中稳定性仍然不足。

为了进一步提高芳烃开采设备的运行效率和效益，降低随后的维护成本和压力，有必要解决芳烃开采设备频繁泄漏的问题。

下文讨论了芳烃开采设备在实际生产中经常泄漏的情况分析。

关键词：芳烃抽提；精馏；换热网络；优化引言芳烃抽运装置用于从翻新或裂解汽油中回收轻质芳烃(苯、甲苯、二甲苯)。

中国石油60万t/a芳烃抽油机采用GT-BTX技术，以氢裂解汽油为原料，由脱甲塔C≥9组分去除三联苯。

该设备自2009年投入使用以来运作良好，但近年来，由于升降塔拆卸后材料组太重，造成托莱多的产量和质量问题。

为解决这一问题，建议将脱氧塔中的C≥9部件更换为C≥8部件，并以联苯萃取说明取代三联苯萃取说明。

本文采用美国stellenbosch公司VMGSim过程模拟软件的advanced dpeng-Robinson物理方程进行脱硅塔的过程模拟，分析了将组分C≥9改为组分C≥8和三氧化苯改为两种苯二氮杂卓的可能性，以实现1芳烃抽提装置泵送系统的主要目的是从富含芳烃的C6~C8馏分中回收芳烃。

混合芳烃(C6~C8部分)进入泵塔，与循环塔底贫化溶剂的反向流动相接触，用于液液泵。

撤离塔顶部的大部分抽油机液(非芳烃)直接送入撤离塔进口，稀释进料中的芳烃，提高抽运效果；抽油机另一部分冷却后送至抽油机。

塔底富溶剂换成回收塔底贫溶剂，送到汽提塔顶部。

脱衣舞厅被蒸汽加热。

含有非芳烃和部分芳烃的汽提塔顶部蒸汽经冷凝冷却后进入汽提塔顶部罐壳分离；轻非芳烃和轻芳烃加压后进入泵塔，水被送至汽提塔顶部；塔底液体送入溶剂回收塔，将芳香烃与再生溶剂分离。

回收塔顶部的蒸汽经冷凝后进入回收塔返库，分离冷凝水和混合芳烃，然后加热回收塔底部的蒸汽；一部分混合芳烃返回回回收塔顶部，另一部分作为合格材料送往混合芳烃中间罐。

回流罐内的水送至分散液洗涤塔冲洗水；汽提塔增压器冷却塔底部的贫化溶剂后，一部分去汽提塔取溶剂，另一部分在富、贫溶剂热交换器热交换后用作汽提塔的溶剂。

化工厂大芳烃装置压缩机控制系统的升级改造

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前大芳烃装置的压缩机控制系统采用的是美国Ｔｉｎｘ司ｒｏｅ公ｃ
摘
要：简要介绍大芳烃装置压缩机控制系统的结构和组成、运行中出现的问题，及软硬件升级改造的
内容。关键词：大芳烃；压缩机；ＴＩＯＬ控制系统；三重模件冗余；控制器ＲＣＮＰＣ
中图分类号：Ｔ２Ｐ文献标识码：Ｂ
叠术版技
文章编号：１７一７（００６０４ — ３６ｌ０１２１）０ — ０２０１
改造与更新
化工厂大芳烃装置压缩机控制系统的升级改造
董广凤
（津津滨石化设备有限公司芳烃保运分公司，天津天３０７）０２０

先进控制技术(APC)在重整芳烃联合装置应用总结

17先进控制技术（APC）是对那些不同于常规控制，并具有比常规PID控制更好的控制效果控制策略的统称，而非专指某种计算机控制算法。

APC以现代控制理论（最小二乘法、极大值原理、动态规划方法、卡尔曼滤波理论）为基础进行系统辨识，最优控制和最优估计；采用传递函数，状态空间等模型处理工业生产上的多变量控制问题。

APC从生产单元乃至装置的整体出发，实施优化控制策略，提高了控制系统的整体化和智能化。

本联合装置采用清大华亿PACROS 控制系统，对重整反应单元、抽提蒸馏单元、苯-甲苯分离单元，二甲苯分离单元进行最优化控制操作，在节能降耗及提高芳烃收率方面取得了良好的效果。

一、控制单元介绍及应用效果本联合装置连续催化重整采用美国UOP 公司专利技术，采用上游轻烃回收装置提供的精制石脑油为原料生产高辛烷值汽油组分，同时还副产含氢气体、C5 组分（液化气）等产品。

重整反应部分采用UOP 超低压连续重整工艺，反应器2+2布置。

催化剂再生部分采用UOP 第三代催化剂再生工艺“CycleMax”，其中分离料斗氯吸附区采用了UOP 最新的ChlorsorbTM 氯吸收技术。

芳烃抽提装置引进UOP工艺包，环丁砜抽提单元采用UOP环丁砜抽提蒸馏技术。

1.反应单元控制器（1）控制目标反应单元控制器通过维持反应深度恒定，提高重整生成油的转化率；提高重整反应单元运行平稳率，降低反应温度运行参数标准偏差；提高稳定塔运行平稳率，降低稳定塔运行参数标准偏差；平稳控制烟气氧含量，减少燃料用量，节能降耗。

（2）涉及设备①重整反应四合一加热炉：F101/F102AB/F103/ F104。

②重整2+2台叠置式反应器R-101/R-102/R-103/R-104。

③稳定塔C -101及塔底重沸炉先进控制技术（ＡＰＣ）在重整芳烃联合装置应用总结杨宏涛　孙黄鹤　蔡亚飞中国石油广西石化公司【摘　要】该文介绍了先进控制技术（APC）在220万吨/年重整芳烃联合装置应用情况。

PX芳烃联合装置余热优化利用与节能改造

节能技改ＰＸ芳烃联合装置余热优化利用与节能改造王金龙施俊林谭永忠张江红图1 改造前流程摘要：对中国石化镇海炼化分公司的PX芳烃联合装置重整液分馏塔和脱庚烷塔顶气相物流换热网络进行优化改造，回收大量低温余热，增产1.2MPa蒸汽13.6吨/小时，节电111度/小时。

并应用这些多发的蒸汽加热重整装置的脱己烷塔，取代原有3.5M P a蒸汽热源，每小时节约240千克标准油。

关键词：PX芳烃联合装置低温余热夹点换热网络技术改造1 前言中国石化镇海炼化分公司的PX芳烃联合装置异构化脱庚烷塔T301、重整油分馏塔T404均采用塔顶气相物流由空冷进行冷凝的流程，共有15台空冷器，有很大的低温余热资源可以综合利用。

这些可利用的低温余热资源可以通过蒸汽发生器产生蒸汽，既可以降低空冷的能耗，又可以增加装置的发汽量，挖潜增效的潜力非常大。

另外，T404塔顶油气通过空冷器冷却，由于空冷冷却负荷不足压降较大，导致T404塔顶憋压，原设计塔顶操作压力为0.06MPa，实际操作压力0.12 MPa，影响了T404的分离精度。

在夏季气温高时，为确保塔底甲苯含量，T404塔顶C7馏份中C8A含量会升高到4～5%，导致芳烃抽提进料中无效组份增加，且因C7馏份量大芳烃抽提装置无法全部消化，部分外甩汽油，直接影响了甲苯和二甲苯产量，因此对T404顶低温热源进行回收，也有利于解决T404顶部空冷压降过大引起的塔压明显偏高的问题。

2 改造方案分析2.1内部换热网络分析在图1所示的T301和T404顶气相物流换热网络中，T404塔顶油气直接通过空冷器冷却，由130℃冷到40℃，总冷却负荷约14MW。

T301塔顶油气先后经过循环塔T302进料换热器E305与循环塔进料换热，经过T301进料换热器E302与T301进料换热，经过歧化除盐水换热器E302A与除盐水换热，最后进塔顶空冷器冷却到40℃，各物流数据如表1所示。

表1 物流数据表将表1中各股物流绘制在温－焓图中，如图2所示。

芳烃联合装置节能改造_于涛

（ 2）增加歧化汽提塔塔底/甲苯塔进料换热器 E － 560A ～ C
新增歧化汽提塔塔底 /甲苯塔进料换热器 E － 560，共 3 台，串联操作。歧化汽提塔塔底物料先进入 E － 560 与甲苯塔进料换热，加热甲苯塔进料至接近泡点温度，以减少甲苯再沸器蒸汽用量，然后再进入 E － 503 与歧化汽提塔进料换热。
中国石油化工股份有限公司天津分公司（以下简称天津分公司） 2#芳烃联合装置由预加氢、连续重整、抽提、二甲苯精馏、歧化、吸附分离及异构化单元组成。该装置采用美国环球油品公司（ UOP）的专利技术，以直馏石脑油和加氢裂化石脑油为原料，生产对二甲苯、混合二甲苯及苯。装置于 2000 年 10 月建成投产，生产 254 kt / a 对二甲苯和 50. 4 kt / a 混合二甲苯。2004 年装置进行了扩能改造，其中重整单元处理量由 600 kt / a 扩大到 800 kt / a，对二甲苯产能由 254 kt / a 提高到 304 kt / a。自装置建成投产后，开展了一系列节能改造工作，装置的能耗逐年降低，综合竞争能力不断提高。
（ 3）适当减少过程的推动力，避免因为追求较小的设备投资而采用较大的传热温差，从而造成全局利益的损失。重整装置、歧化装置反应系统进出料换热器 E － 201、E － 501，装置建设时为减少投资，采用的是技术较为落后的立式换热器，其热端温差分别高达 59，57 K，不充分换热后反应系统进料还需加热炉进一步加热，而反应出口未回收的热量经空冷冷却白白浪费掉。同样预加氢进出料换热器也存在换热效率偏低的情况。
温度 / ℃
112 120 157 127 123 146 143
压力 / MPa

芳烃联合装置的节能改造

合燃烧器，台加热炉共用一个烟囱，计参数见４设
表２２００３年８月加热炉的测试数据
收稿日期：００— ２— ４２１００。
作者简介：林华蓉，，９４年出生，９７年７月毕业于上海师范大学政教专业，女１６１８法学士，经济师，从事企业管理工作。
提高其运行效率。
１２热管修理．热管是依靠自身内部工作液体相变来实现传热的元件，由管壳、吸液芯和端盖组成，端为蒸一发段（热段）另一端为冷凝段（却段）根据加，冷，
应用需要在两段中间可布置绝热段。当热管的一
中添加氧化型缓蚀剂；３在冷凝端安装排气（）阀，期地排放不凝气体；４高温蒸汽表面钝定（）
化，生成致密的蓝色四氧化三铁钝化膜；５氧（）
化除氢技术பைடு நூலகம்。
２００７年４月，空气预热器解体，现其底将发部２排热管外表面较潮湿，局部锈蚀，他部位的其热管外表面结浮灰，外形完好。初步判断，主要是热管中工艺介质出现不凝性气体，导致传热效率
计，其工艺由美国ＵＰＯ公司开发，具有２世纪７００
年代的水平，当今已显落后。与新建芳烃装置相比，在加热炉多、存空冷多、热效率低、乏热联合缺工艺技术等问题，热器、盘等设备性能落后，换塔装置综合能耗较高。为了提高装置的节能降耗水

芳烃装置节能改造运行情况分析

芳烃装置节能改造运行情况分析摘要：介绍金陵分公司芳烃装置2019年换剂检修时实施的低温利用及异构化热高分节能改造项目运行情况，以及节能效果，对同类芳烃装置低温用利用以及节能改造具有借鉴意义。

关键词：芳烃装置、低温热利用、节能改造、热高分工艺近年来，随着民营企业大型炼化一体化的发展，以及国内芳烃产能建设的不断推进，芳烃市场竞争主体增多，市场竞争加剧，芳烃产业的盈利能力将不断受到考验。

因此，进一步强化工艺过程节能降耗，降低生产成本显得格外迫切，只有这样才能通过发挥差异化优势，使企业在市场竞争中占据优势。

本文介绍金陵分公司芳烃装置2019年实施的低温热利用及异构化热高分节能改造项目运行情况，同时对节能效果进行分析。

1 装置现状金陵分公司芳烃装置于2008年12月建成投产，设计规模为年产60万吨对二甲苯，由歧化单元、吸附分离单元、异构化单元、二甲苯精馏单元及界区内配套的公用设施组成。

目前主要以来自Ⅰ/Ⅱ连续重整装置的C8＋馏分、Ⅰ/Ⅱ芳烃抽提装置的混芳为原料，以Ⅲ连续重整装置芳烃原料为补充，生产纯度不低于99.85%的苯、不低于99.7%的对二甲苯(PX)和纯度不低于96.0%的邻二甲苯(OX)，同时副产高辛烷值汽油组分、燃料气及重芳烃等。

改造前芳烃装置抽出液塔、邻二甲苯塔、重芳烃塔顶温均超过140℃，采用了热回流模式，仍有大量的低温热通过空冷损失掉，同时增加了电耗，在运行过程中也存在夏季有的塔顶空冷负荷不足的情况。

异构化单元设计为冷高分流程，存在先冷却后再加热的不合理用能现象。

同时异构化反应空冷夏季时冷却能力受限，对装置满负荷运行也构成了威胁。

表1抽出液塔、邻二甲苯塔、重芳烃塔顶数据表设备名称塔顶压力（MPa）塔顶温度（℃）塔顶空冷负荷（MW）抽出液塔0.0214524.9邻二甲苯塔0.0215822.3重芳烃塔0.0318410.92 节能改造内容2.1 塔顶低温热利用部分改造实施后在抽出液塔、邻二甲苯塔和重芳烃塔顶增设热媒水取热流程并保留和原空冷器并列，生产的135℃热水通过新建的热水站，一部分送至异丁烷装置和公用工程水汽工区，用热媒水替代原先作为热源的低压蒸汽；另外为解决III催化装置在夏季时因塔顶冷却能力不足处理量受限的问题，将另一部分热媒水送至新建的溴化锂制冷系统生产冷媒水，用冷媒水顶替III催化装置部分塔顶冷却器的循环水，从而提高III催化装置在夏季的加工负荷，增加装置效益。

芳烃抽提开工总结（共5篇）

芳烃抽提开工总结（共5篇）第一篇：芳烃抽提开工总结芳烃抽提开工总结芳烃抽提蒸馏装置是采用环丁砜抽提蒸馏工艺，从上游重整稳定汽油C6~C11馏分中分离得到芳烃和非芳烃，非芳烃作为副产品直接送产品罐区。

垦利石化公司苯抽提装置于：10月31日至11月17日整改完成；11月18日引水、蒸汽、风、氮气、电等公用工程； 11月23日装置试压完成。

11月24日引重整稳定汽油，脱碳六塔进料、调整操作；12月4日脱碳六塔达到设计参数，重汽油中苯含量小于1.5%；12月17日装填白土催化剂、装填溶剂。

12月18日抽提原料合格后进料芳烃抽提单元开工、溶剂循环、溶剂加热、至抽提塔、再生塔操作基本正常；12月19日投白土塔操作；12月20日产出99.8%合格产品苯，但此时非芳中苯含量仍超标。

在次此开工过程中，克服了设计与实际施工不符、原料与设计要求不符、装置仪表测量不准、化验仪器不全等多项问题，于2011年12月20日产出了合格产品苯，现将这次开工总结如下：1、在开预分馏塔过程中，压力波动、温度和液位不稳等多方面问题，塔顶带C7塔、底有C6，产品重叠严重，预分馏不彻底，塔顶、塔底产品均达不到设计指标，因本装置设计预分馏进料C5含量0.72﹪，为了减少C5对预分馏的影响，把重整稳定塔提高顶温，一部分C5送至液化气内，预分馏塔仍无法趋于正常，塔顶压力、温度波动较大，从而无法进行下一步的生产，影响抽提蒸馏效果，经过车间人员多次的商讨与调试，多次咨询天津大港、青岛石化、济南炼化等兄弟厂家，并对现场与图纸经过多次的对比，发现预分馏塔空冷阻聚线现场施工与设计不符，并对其进行了整改，整改后预分馏塔操作稳定，产出了合格产品，不过塔顶空冷、水冷负荷较大，如果夏季开工塔顶温度将冷却不到设计温度。

2、抽提蒸馏塔原料中C5含量超标严重。

由于重整稳定塔顶低温提高拔走部分C5后，液化气C5超标，液化气质量不达标，重整稳定塔恢复到原先操作指标后，预分馏塔压力、温度、液位波动很大，预分馏塔顶底产品不稳定。

芳烃装置二甲苯加热炉的优化改造

由60台NO x 气体燃烧器构成10个辐射传热单元，仪表数量与炉膛实际情况不匹配，造成上述仪表无法准确反映炉膛内火焰燃烧情况。

有可能造成炉膛氧含量、CO 含量、温度、负压等关键参数不具有参考价值，存在严重隐患。

例如氧化锆分析仪作为炉膛氧含量、CO 含量监测表，仅一台无法反映炉膛内部实际情况，若氧含量过高则鼓风机负荷增加装置能耗增大，加热炉设备材质氧腐蚀加剧；若氧含量过低则燃料气燃烧不完全、加热炉热效率降低，严重时对流段积灰、易发生尾部二次燃烧事故损坏设备。

因此，从节能降耗和保护设备的角度考虑，都有必要对关键仪表进行改造。

0 引言芳烃是有机化学最基本的原料之一，其中苯、甲苯、二甲苯更是石油化工的基础原料，被广泛应用在医药、建材、军事以及农药制造等领域。

二甲苯与人们日常生活息息相关，需求量较大。

二甲苯加热炉作为芳烃装置的重要热源，对二甲苯加热炉进行优化改造是芳烃装置节能降耗的重要方式之一，同时也是当前我国石油化工企业的重要研究内容。

1 二甲苯加热炉1.1 加热炉简介加热炉一般由辐射室、对流室、燃烧器、余热回收系统及通风系统五部分组成。

某厂600kt/a 芳烃装置二甲苯加热炉采用单辐射室单对流式的立式炉炉型，正常工艺介质热负荷162.231MW ，过热蒸汽热负荷为4.56MW 。

工艺介质分20管程先经对流室，再进入辐射室加热至所需温度，过热蒸汽共分8管程，仅在对流室过热，辐射炉管和对流炉管均为20#碳钢，对流管除遮蔽段采用光管外，其余为翅片管。

辐射室底部设置60台NOx 气体燃烧器。

1.2 余热回收系统流程简介如图1所示，二甲苯加热炉的热烟气经热烟道进入高温段板式空气预热器和低温段铸铁双向翅片预热器，与空气换热后经冷烟道由烟气引风机引入独立水泥烟囱后排放。

冷空气由空气鼓风机送入空气预热器与烟气换热，热空气由热风道送入加热炉炉底风道供燃烧器燃烧使用。

冷风道上设有旁通风道用以调节排烟温度，热风道上设有旁通烟道用以事故状态下使用。