常减压蒸馏

常减压蒸馏（精选7篇）

常减压蒸馏 篇1

摘要：随着社会经济的发展和科学技术的进步, 越来越多的人开始研究和探讨如何发挥原油的重质化的最大效益。加之, 世界经济一体化的发展趋势, 能源危机和环境问题日益成为经济发展中的瓶颈, 能源尤其是原油供需矛盾日益突出, 原油价格的不断上涨, 如何提高原油的利用率和石油开采效率与出产量, 成为了科学研究领域和经济领域关注的焦点。如今中国石油炼油企业也开始日益重视原油的质量及原油的采购情况, 并注重炼油工业的发展情况, 如何利用高科技和先进的技术设备来炼出优质、污染少、低碳环保的能源产品, 对经济的发展和人们生活水平的提高、保障生活的质量与品质有着重要的作用。装置设备是原油深度加工的基础, 常减压蒸馏装置拔出率提高的效率不仅能在其装置设备中体现出来, 同时也体现在下游的二次、三次加工、产品的调合和整个石化联合企业的效率上。国内外的炼油工作者和科学领域的研究者更是日益关注常减压蒸馏装置减压深拔技术的发展与使用。

关键词：常减压蒸馏装置,减压深拔技术,减压系统,供需矛盾

本文将从简析常减压蒸馏装置减压深拔技术, 简析国内常减压蒸馏装置减压深拔的现状及其发展, 简析如何提高常减压蒸馏装置减压深拔技术等几个方面做以简要的分析, 旨在了解常减压蒸馏装置减压深拔技术及其工艺构造的结构特点, 了解国内常减压蒸馏装置减压深拔技术发展的现状, 常减压蒸馏装置减压深拔的影响因素及其不足等, 了解常减压蒸馏装置减压深拔技术在实际炼油过程与炼油工业中的作用与价值, 通过科学的理论研究与实际经验的指导, 在实际应用中发展和改进该装置设备, 全面推广常减压蒸馏装置减压深拔技术在炼油工业中的应用, 以期缓解能源供需矛盾和能源危机, 提高社会经济效益, 促进社会经济和炼油企业经济的发展, 推动工业化与现代化建设的发展。

随着现代化化工工业生产的发展, 国内外开发了各种各样形式的填料, 并将其成功应用于实际的生产实践中.规整填料因其分离效率高、通过能力大、压降低、操作弹性大等优良的综合性能而表现出强大的生命力, 对大型减压塔压降为控制因素。对液体的不均匀极为敏感的填料塔, 液体的初始分布很大程度上制约着液体在填料塔内的性能以及最终的填料性能, 但实际运用中因其压降大, 增加了对水平度及原油的质量的要求, 造成了常减压蒸馏装置设备出现部分的减压系统超负荷, 蜡渣油分割不清, 蜡油馏分流失到渣油当中, 渣油量的增大又造成炼油厂重油装置能力吃紧和不必要的能量消耗, 部分企业还不得以出售渣油, 削弱了加工重质原油的应有效益。使加工原油变重而直接影响二次加工装置的正常运行, 影响重油加工装置的营运水平的提高, 降低原油采购重质化效益的正常发挥, 制约蒸馏装置减压系统的拔出率与整个设备运行的效率。

1 简析常减压蒸馏装置减压深拔技术

每一个设备装置的出现都是根据一定的工艺流程图制作出来的, 而每个装置设备图的设计非常重要, 其设计工艺流程必须符合一定的设计原理, 并在实际的制作中, 要保证设备装置的质量与性能, 因为常减压蒸馏装置设备的好坏直接影响原油的蒸馏效果和炼油的效率与水平, 影响着原油等资源能否发挥真正的效力和潜在价值。

常压蒸馏就是在常压下对原油进行加热气化分馏和冷凝后分馏出汽油、煤油、柴油等的过程;而减压蒸馏是将原料经过加热后, 在一定的真空条件下将高沸点的原油气化分馏再冷凝, 将常压塔底油进行减压蒸馏处理, 得到的馏分根据原油的性质和加工方案的不同, 可以作裂化原油和润滑油等原料, 可通过运用热裂化、催化裂化、加氢裂化等技术进行具体的裂化, 达到更好的炼油效果。同时将裂化的原油作为乙烯裂解原料。将减压塔的底油用于燃料油、沥青焦化及其他渣油加工的原料, 其过程可运用溶剂脱沥青、渣油催化裂化、渣油加氢裂化等方法, 分门别类的进行裂化和加工;常减压蒸馏在常压或减压的情况下, 依据原油各组分和物理化学沸点的不同, 对原油进行切割划分, 分成不同馏分的工艺过程。

我国的原油蒸馏装置通常情况下均在常压分馏塔前设置初馏塔或闪蒸塔, 通过该装置设备将原油在换热升温过程中汽化和蒸出, 避免进入常压加热炉造成的热负荷和原油换热系统的操作能力, 能够节省装置的能耗和降低操作费用及其成本负担。初馏塔或闪蒸塔因能使常压塔的操作保持稳定, 能将原油中的气体和水进行有效地去除, 保证常压分馏塔的操作平稳运行, 保证了多种生产产品例如煤油、柴油、汽油等侧线产品的安全与质量。初馏塔与闪蒸塔最大的区别在于初馏塔有冷凝和回流设施, 有出塔的塔顶产品。

染料型原油蒸馏的工艺特点:

(1) 常压塔最少要设置3个侧线, 各侧线要求必须设汽提塔, 为了各侧线产品闪点和馏程范围调整的方便, 保证汽油、溶剂油、煤油、柴油等产品生产的顺利进行;

(2) 减压塔侧线出催化裂化或加氢裂化原料时, 只需最少设2个侧线, 无需设汽提塔;

(3) 因减压塔顶的不凝气体负荷小, 在“干式”减压塔工艺中, 可采用三级蒸汽抽空器, 运用残压较低的减压系统提高拔出率。

润滑油馏分、裂化原料等的原油所含的高于360℃以上的高沸点馏分, 在常压塔里不能实现汽化, 只有在提高温度才能发生分解, 在减压情况下可进行分馏, 在温度较低的情况下可对重油进行汽化, 视情况不同将减压塔也分为两类, 以生产润滑油料为主的润滑油减压塔和以原料的二次生产加工为主的染料型减压塔。

2 简析国内常减压蒸馏装置减压深拔的现状及其发展

2.1 简析国内常减压蒸馏装置减压深拔的现状

就目前而言, 与国外的减压蒸馏装置减压深拔技术还有较大的差距, 减压蒸馏装置减压深拔的研究与发展还有很多的空间, 还有很多潜力需要科学攻关和科技创新进行挖掘。在国内还尚未真正掌握减压深拔的相关成套技术, 仅从国外引进了少数几套装置减压深拔工艺包, 但对真正常减压蒸馏装置减压深拔技术的精髓的吸收与掌握还需要一段时间。一般而言, 国外的减压深拔技术是指减压炉分支温度达到420oC以上, 原油的实沸点切割点达到565~620℃。近几年国内的相关管理及科技人员也发现了国内外技术上的差距, 因而中国石油天然气等相关集团或企业近几年也开始引进新的减压深拔技术, 并根据原油的实沸点切割点达到565℃的设计思路, 基于国外减压深拔技术发展水平进行技术革新与改造。由于多按原油实沸点切割点520~540℃的设计方案, 装置建成的也较早, 无法实现深层次的减压深拔技术。

2.2 简析减压塔各段的设计思路

因为减压塔各段在实际的蒸馏过程中作用不同, 需要对其设计的整体思路及其部分结构的功能进行简要的分析, 明了其设计思路, 方便实际的运行操作。节省成本与提高效率。

2.2.1 冷凝段

该部分的作用是将上升到该段的沸点较低的馏分进行油气冷凝, 抽出作为轻减压瓦斯油或重减压瓦斯油的部分。传热影响汽、液接触单元的主要任务, 直接影响冷凝的好坏与减压瓦斯油的产率和塔顶的真空度。根据以上的条件, 设计采用空塔喷淋传热冷凝, 在无分离要求的塔顶的冷凝段、减压瓦斯油冷凝段均不设填料, 依靠流油喷淋和气体接触冷凝, 以期减少全塔的总压降, 但是要保证好的空塔传热效果就必须增加塔的高度。

2.2.2 分馏段

生产的常压渣油, 会循环回流在减压瓦斯油的分馏段之间, 使轻减压瓦斯油馏分出柴油。分馏段必须采用填料作为补充, 并且对填料的高度与综合性能和处理能力等方面都有严格的要求, 包括压降要小、传质性能好、不能泛液等。

2.2.3 洗涤段

根据减压系统的实际情况和设备的相关指标要求, 在相应的设计要求上需要注重对塔径及其填料高度进行重点考虑, 一般塔径设计为6m, 填料高度为1.2m, 当然也可就具体情况进行具体分析, 对填料的选择上也可采用成本较低, 质量较好的填料来强化对洗涤段的精馏作用。同时, 在该部分设计的温度必须有一定的限制, 一般闪蒸段的设计温度为380.5℃, 对温度有效、合理的控制有助于通过精馏作用净化闪蒸段汽化上去的馏分, 以期降低馏出油的残炭值和重金属的含量, 达到降低成本, 提高设备在实际中的运作效率, 保证常减压蒸馏装置减压深拔技术的顺利操作, 保证实际生产的顺利进行。

2.3 简析减压系统拔出率的影响因素

影响减压拔出深度的两个关键因素是减压塔汽化段的压力和温度。其次炉管注汽量、塔底吹汽量、进料量、洗涤段的效果等对总拔出率也有不同程度上的影响。

汽化段到塔顶总压降和塔顶抽真空系统操作决定了汽化段压力, 根据观察与实验得出:汽化段真空度越高, 油品汽化越容易, 减压拔出深度也随之相应的增加。同时, 炉管的结焦和高温进料的过热裂化倾向直接影响和限制着汽化段温度的提高, 根据实际的操作要求, 在汽化段压力不变的情况下, 以保证不形成结焦和过热裂化为前提下应尽量提高汽化段温度。使汽化段的温度升高, 将油品汽化到最大程度, 提高减压拔出深度, 实现最好的操作效果与最佳的操作状态。

2.4 简析常减压蒸馏装置减压深拔技术存在的问题

在了解了具体的思路与各段具体功能的基础上, 需要对该技术进行客观合理的评价, 新技术只有在不断地探讨与应用中才方显其存在的缺陷与不足, 通过了解其发展的空间, 有助于将该技术进行合理、科学的完善, 推动该技术不断发展、创新、不断注入新的血液与活力。接下来通过对系统内相关减压深拔技术操作过程中的减压装置的函调数据进行分析与探讨, 在相关问题进行分析的同时, 先重点了解关于未达到深度拔出的装置而影响整个常减压蒸馏装置减压深拔技术实际应用效果的问题的表现与特征, 其主要表现在以下几个方面:

2.4.1 常压系统拔出率不足造成减压系统超负荷

多数装置的常压渣油350℃馏出为5%以上, 最高达到15%。常压渣油中的柴油组分过多会增加减压炉的负荷, 相应的减压塔的汽相负荷和减压塔填料层 (或塔盘) 的压降也会随之增大, 从而直接影响到减压塔汽化段的真空度。

2.4.2 减压炉出口温度较低造成油品汽化率较低

多数减压装置为了减少炉管结焦的风险, 减少渣油发生热裂化反应, 减压炉分支温度多设计和要求在400℃以下, 减压塔汽化段温度多在385℃以下, 造成常压渣油在此温度下的汽化程度不足而严重影响成品油的汽化效率。而炉管的材质、炉管吊架材质、注汽流程、减压炉负荷等因素制约着减压炉出口温度的提高。多数装置的减压炉辐射管采用传统管道材质Cr5Mo, 已无法适应和满足提温后的炉管热强度条件, 也不能抵抗高温下的环烷酸腐蚀, 需要对管道材质进行优化升级, 尤其是对扩径后的几根炉管的优化与选择上;设计时减压炉的炉管吊架材质选择一般比炉管材质要低, 但是无法满足真正的常减压蒸馏装置减压深拔技术的实际操作要求, 需要对其进行合理的优化升级以期适应和提高炉温后的炉膛辐射温度;通常, 多数装置都有注汽流程, 但部分装置在日常操作中没有投用, 只是形式而已。注汽操作在日常生产中仅作为低炼量或事故状态下防止炉管结焦的手段, 而不是为了防止大炼量高炉温下的油品结焦。还有将部分炉管注汽点设在减压炉的进料线上, 致使蒸汽在炉管内的气化作用加大了油品的总压降, 因而进一步影响到减压汽化段的真空度, 就此问题需要通过合理设计注汽的位置, 可将其设在对流转辐射的炉管内, 以期达到很好降低炉管内的油膜温度和缩短油品停留时间的效果与作用, 降低油品在炉管内的结焦风险, 弥补和完善常减压蒸馏装置减压深拔技术在实际中的应用水平;部分设备过于老化、陈旧, 这种老装置老设备的减压炉炉管表面热强度超过了实际的设计值, 无法按照相应的技术要求对其进行进一步的提温深拔, 因而需要对减压炉进行扩能技术改造, 来大幅度的提高减压炉的出口温度。

2.4.3 汽化段的真空度较低造成油品汽化率不足

部分装置减压进料段的真空度较低, 直接影响了常压渣油的汽化率和减压系统的拔出深度。塔顶真空度和塔内件压降限制和影响着汽化段的真空度。根据物理相关知识可知, 塔顶的真空度越高, 在一定的填料 (或塔盘) 压降下, 进料段真空度越高, 因而需要保证塔顶有较高的真空度;减少塔顶至进料段之间的压降是提高进料段真空度的关键, 塔板与填料混用、填料段数多、填料高度大及减压塔塔径小、汽相负荷大等影响和制约着塔内件的压降效果。

2.4.4 急冷油流程是控制和避免提温后塔底结焦风险的关键因素

老装置由于设计时未充分考虑减压深拔技术的实际操作情况, 若无法顾及提高进料段温度会造成塔底温度升高, 将直接会对管线、换热器、控制阀、塔底结焦、减压塔塔底泵抽空等造成影响。由于很多减压装置未设置急冷油流程, 无法控制提温后塔底的结焦风险和塔底裂解气的产生, 若对该装置和塔顶真空度进行长期运行可能会对整个的操作流程及其实践效果产生不利影响;由于部分装置没有设置专门的急冷油流程, 需要对经过一次换热后的减压渣油作为燃料油进行设计, 设计其返回减压塔底的流程, 以期通过该方法来降低塔底温度的作用。

2.4.5 机泵封油的性质和流量影响着减压渣油的馏出

一般而言, 减压塔塔底泵采用减压侧线油作为封油。但特殊情况下仍有部分装置使用直馏柴油作封油。直馏柴油或封油 (蜡油) 量较大会提高减压渣油中500℃馏出量, 但可能会造成减压塔塔底泵被抽空。

2.4.6 塔底的提馏效果受减压塔底汽提蒸汽

过小或未投等因素的影响

部分装置减压塔的负荷过大, 为避免降低塔顶真空度而未投减压塔底吹汽或吹汽量较小或者少量的装置本来按湿式操作设计, 但在生产中为了降低装置能耗而停止吹汽, 都会影响塔底的提馏效果。

3 简析如何提高常减压蒸馏装置减压深拔技术

科技是第一生产力, 如何发挥科技的力量服务于现代化的生产与建设, 是科技不断发展和存在的前进动力与发展的目的。每一项技术的应用都是在实践中不断发展和完善起来的, 通过实践的检验, 来为其他科技提供借鉴和相应的指导, 并在实践的基础上, 将技术不断地加以应用和推广, 促进社会经济的发展, 缓解能源危机, 满足供需矛盾, 实现资源的最大最优化配置, 实现科技本身的能量与价值。通过研究与分析发现:提高常减压蒸馏装置减压深拔技术的关键是提高减压系统的拔出率, 而作为一项综合工程的减压系统的拔出深度, 要从完善减压塔的设计方案及塔内件的选择方面进行, 同时也要根据原油性质的变化及其相应的操作参数, 在确保安全和不影响装置正常运行的前提下, 来提高常减压蒸馏装置减压深拔技术。下面对其方法与措施做以简要的分析, 以供参考:

(1) 提高蒸馏装置减压系统的设计水平, 通过系统设计可知减压炉和转油线的设计对汽化段的压力有较大影响, 而炉管扩径, 注汽、转油线温降小等可提高汽化段温度及炉出口的汽化率, 提供高拔出率所需的温度, 保证生产的顺利运行。

(2) 在操作中采用低压降、高分馏效率、大通量的塔盘和填料等方法可提高馏分油的收率和切割精度及分馏塔的处理能力;为提高塔顶真空度可通过改进抽真空系统装置设备, 优化减压塔顶抽空器和抽空冷却器, 保证抽空系统的密闭;还可通过对炉管注汽和塔底吹汽的流量进行合理分配, 以控制减压系统总注汽量, 来提高真空度。

(3) 通过对减压进料分布器的结构进行设计改造, 增加进料口的自由空间高度, 对减压塔底部设置急冷油流程, 保证控制塔底温≤370℃。

(4) 常压塔的设计要着力全面考虑降低塔底重油中350℃以前馏分的含量, 防止过量的柴油组分进入减压塔, 造成塔顶负荷过大, 影响真空度和总拔出率。

(5) 优化洗涤段的操作, 合理的喷淋密度能够保证总拔出率和减压馏分油的质量, 能够降低过汽化率, 提高拔出率;同时对减压塔的取热优化分配, 以期降低减压塔下部中段回流取热量, 增加上部气相负荷等。

参考文献

[1]李秀芝, 林敏杰, 王玉亮, 李凭力.常减压蒸馏装置减压深拔的研究

[2]李利辉, 姜斌, 严錞.常减压蒸馏装置减压深拔效益初探

[3]陈建民, 杨娜, 罗铭芳, 张敬, 李文镇, 姜斌.常减压装置减压深拔技术研究进展

[4]赵晓敏.浅谈常减压蒸馏装置的减压拔出现状和改进措施

常减压蒸馏 篇2

1 常减压装置

本厂常减压蒸馏装置的设计能力为加工阿曼与文昌混合重油800万吨/年,常压蒸馏能力为800万吨/年,减压蒸馏能力为380万吨/年。海南炼化常减压蒸馏装置包括常压加热炉、减压加热炉、余热回收系统和钢烟囱(80 m)。常减压蒸馏装置的单位能耗在整个炼油装置中是比较小的,但因其处理量较大,其绝对能耗还是比较高的,一般来说,一个800万吨/年规模的常减压蒸馏装置,每年的能耗约为8万吨标油。常减压装置能耗主要有加热、冷却、设备散热、抽真空及动力消耗构成[1]。

1.1 常减压装置目前采取的节能措施

海南炼化采用新型的空气预热系统对加热炉系统进行了技术改造,将高温段新增扰流子空气预热器和低温段新增的分离式热管式空气预热器进行串联,组成了复合式的空气预热系统。很好地解决了加热炉排烟温度高的问题。改造后排烟温度由 175 ℃降低到 126 ℃,常减压装置的加热炉热效率由 90.5%提高到了 92.5%以上[2]。

1.2 下一步可行的节能措施

(1)引入真空水环泵降低减压抽真空系统的蒸汽消耗量。

(2)加强凝水的回收工作和循环水的运行管理,夏季利用空冷器来代替水冷器,冬季利用装置的余热来加热采暖水以输出热量。同时,定期的清洗水冷器以提高其冷却效果,可以减少循环水的使用量。

(3)减少电力消耗。充分利用变频泵的变频技术,对机泵和风机采用变频泵,将机泵出口调动阀、控制阀的上下游阀尽量全开,在原油性质发生变化时,用控制阀来调节压降,用变频泵转速调节流量,以适应不同的工况条件,减少机泵的动力消耗[3]。

(4)减少燃料油的用量。采用优质的隔热材料对炉壁进行保温以减少炉壁的热量损失;控制好燃油的压力和温度以提高利用率;提高吹灰器的吹灰效果。

2 催化裂化装置

海南炼化催化裂化装置采用 MIP-CGP 工艺,设计能力为280万吨/年。装置原料为加氢装置的加氢尾油,产品为干气、液化气、低烯烃汽油、柴油和油浆等。目前我国炼油企业能耗普遍偏高,催化裂化装置能耗平均占炼油企业总能耗的 35%[4]。因此,减少催化裂化装置的能量消耗对原油加工整个过程的节能有着非常重要的意义。

2.1 降低反应的生焦率

催化裂化装置的焦炭产率对整个装置能耗的影响非常大,生焦率每降低1%,能耗量可降低约4000 MJ/t [5]。海南炼化催化裂化装置的原料为加氢装置得来的加氢常渣和减渣的混合渣油,掺渣率高达70%,生焦率高达9%~10%。其较高的掺杂率和焦炭产率导致了再生器的热量过剩,因此,降低催化裂化的焦炭产率是降低能耗的关键。海南炼化在实际生产中采取了以下措施以减少反应的焦炭产率:(1)尽量选用混合渣油中残炭和沥青质含量少的原油。(2)改善汽提效果,优化汽提蒸汽量。使汽提段催化剂的停留时间延长,尽量使可汽提焦降低,使控制沉降器的料位位于65%~70%。蒸汽耗量减少的同时也有利于降低分馏塔顶的冷却负荷,因此降低了循环水的用量。(3)在满足汽油烯烃指标的前提下,严格控制催化剂的加注量以降低平衡剂的活性,催化剂量过高会导致活性高,反应深度太大,从而导致焦炭产率的上升。减少催化剂的消耗同时也降低了焦炭产率。(4)根据原料的不同及时的调整反应深度,控制提升管出口的温度,使其保持在在一个合理的范围内,从而降低了焦炭产率和干气产率。(5)合理控制干气的预提升量,在保证气压机负荷的情况下,既能钝化催化剂上的重金属又能增大油气分压,减少了焦炭产率。(6)合理控制提升管-反出口终止剂的选择和用量,既得到了良好的产品分布又降低了焦炭产率。(7)根据干气中H2/CH4的比例调整金属钝化剂的种类和用量,以减少污染焦的产量。

2.2 减少烟机的能量消耗,提高烟气压力能和热能的回收

(1)烟机的运行工况随着运行的进行会逐渐变差、烟机逐渐下降。烟机的高振动率导致停机检修,严重影响了装置的能耗。因此保证烟机的高效、长周期平稳运行是降低能耗的重中之重。海南炼化采用BSX 三级旋风分离器,使三旋出口的烟气浓度大大的低于 120 mg/m3(标准), 粒径大于 6 μm 的细粉基本被彻底除净[6],良好的解决了烟机结垢这一难题,有效地保证了烟机的长周期平稳运行和节能减耗工作。

(2)最大限度的提高烟气压力能的回收率,在再生方案对回收烟气压力能有利的基础上,选取合适的的再生压力,优化主风机和烟气系统流程,合理设计平面布置,降低主风机和烟气系统之间的温降及压降,最大限度的回收烟气压力能。

(3)提高烟机的回收功率。提高反再压力和烟机的焓降,同时烟机的回收功率也得到了相应提高。

2.3 改造余热炉的吹灰系统

余热炉内的积灰情况严重,导致了余锅的排烟温度过高,通过对其它厂吹灰经验的借鉴,针对这个问题,于2009年5月份对余热炉的吹灰系统进行了改造。在原有基础上由催化废剂罐底分别接线到两台余热炉入口水封罐底,通过输送压缩空气将废催化剂吹入炉膛随烟气进入到烟囱中,利用废的催化剂将余热炉炉管上所积的灰冲刷掉。吹灰系统改造后取得了良好的效果,使A 炉的排烟温度由272.3 ℃降到了213 ℃,使B 炉的排烟温度由266 ℃降到了207 ℃,余锅效率上升到3.205%。经过改造之后,避免了余热炉停炉检修,保证了炉子的长周期平稳运行,避免了因停炉检修带来的损失,达到了节能的效果,提高了经济效益。

2.4 减少催化剂和钝化剂的消耗

(1)通过实际工作中的经验,设计总结出一个最佳方案以降低催化剂的消耗。通过不断的摸索实践,2008年催化剂的单耗为1.2 kg/t,现在降到了0.9 kg/t。

(2)在实际生产中通过试用多种钝化剂,最终选择 XS-DH603 活性剂作为钝化剂,有效地钝化原料的重金属,并且维持了催化剂的活性,减少了催化剂中毒。

3 结 语

海南炼化在常减压蒸馏、催化裂化装置的节能减耗工作中虽然已经取得了很多的成果,但仍有部分能量可以加以利用,有些工艺过程还有待于进一步优化。节能降耗的工作永无止境,随着科技的发展和时代的进步,我们还要积极应用新技术和新工艺,大力的推进节能项目,为我国石油行业节能降耗工作的进一步提高而继续努力。

摘要：中国石化海南炼油化工有限公司(海南炼化)采用的主要加工路线为“常减压蒸馏-渣油加氢/加氢裂化-重油催化裂化”。本文就海南炼化800万吨/年常减压装置、80万吨/年催化裂化装置的节能措施进行了简述,希望为原油加工的节能工作带来一定的帮助。

关键词：常减压装置,催化裂化装置,节能措施

参考文献

[1]林世雄.石油炼制工程(第三版)[M].北京:石油工业出版社,2000:56.

[2]刘鸿翔.常减压加热炉余热回收系统改造[J].科技传播,2010(11):17-18.

[3]周铁辉.常减压、催化裂化装置的节能降耗潜力分析[J].广州化工,2012,40(3):115-130.

[4]龚望欣.燕化三催化车间节能过程分析与举措[J].石油和化工节能,2005(3):16-20.

[5]侯玉宝,刘静翔,赵华,等.重油催化裂化装置的用能分析及节能措施[J].炼油技术与工程,2005,35(3):21-24.

常减压蒸馏 篇3

由表1可以看出,由于长岭石化公司常减压蒸馏装置实际加工的原油性质偏重,所以采用减压深拔技术具有显著经济效益。常减压蒸馏装置减压蒸馏系统采用全填料微湿式蒸馏工艺,设4条侧线,减一线抽出柴油馏分,作为加氢装置的原料使用;减二线抽出轻蜡油,作为催化裂化装置的原料使用;减三线抽出重蜡油,作为催化裂化及渣油加氢装置的原料使用;减四线抽出过汽化油。塔底减压渣油作为渣油加氢和焦化装置的原料使用。减压塔共装填减一中段、柴油分馏段、减二中段、减三中段和洗涤段5段规整填料,进料设有汽液分配器。在常减压蒸馏装置中,减压渣油的设计切割点为大于565℃,按深拔技术设计减压塔。汽化段温度和压力是决定减压塔减压拔出率的关键因素,降低汽化段压力和提高汽化段温度均能使减压部分的拔出率提高。自2010年12月开工投产以来,长岭石化公司常减压蒸馏装置已累积运行了800多天,减压系统运行情况良好,各项技术指标均达到要求。

1影响减压深拔的因素

1.1 设计水平

减压塔进料段的油气分压和温度是影响减压蒸馏装置拔出率的主要因素。进料温度越高或烃分压越低,进料段的汽化率就越大,总拔出率就越高。温度和压力对美国德克萨斯州常压渣油减压拔出率的影响如图1所示[1]。

提高减压炉出口温度虽可提高进料温度,但受限于塔内及炉管结焦。减压塔内生焦是由烃的热裂解产生的。由于热裂解程度受烃在加热炉、塔底、闪蒸区及回流区温度及停留时间影响,所以为避免油品分解,保证减压蒸馏产品的质量,需对减压炉出口温度加以限制。深拔主要通过降低进料段的油气分压来实现。

影响减压深拔的另一重要因素是进料段的雾沫夹带量。这主要影响减压塔侧线产品的质量。另外,被夹带上去的油滴还会使闪蒸段以上部分的塔内件严重结焦。减少进料段雾沫夹带量的主要途径:(1)降低气相动能因子;(2)提高分离空间高度;(3)进料分布器设计合理[2]。这些都决定于装置的设计水平。

闪蒸段压力/kPa:1—0.800;2—0.933;3—1.067;4—1.200;5—1.333;6—1.600;7—1.867;8—2.133

1.2操作因素

工人的操作技能也是影响减压深拔的因素。减压深拔能否实现,取决于操作过程中影响深拔的各项工艺参数是否可以达标,例如炉出口温度、减压塔顶真空度、常压拔出率等。这些都与操作者的责任心和操作技能息息相关。

1.3其他因素

待加工原油是否适合深拔、减压塔的侧线加工方案等也会对减压蒸馏装置的深拔产生影响。

2减压深拔的技术特点

2.1采用全填料减压塔

填料塔是以填料为气液接触元件,气液2相在填料中逆向连续接触,这对气体吸收、真空蒸馏、处理腐蚀性流体等操作均比较有利[3]。全填料减压塔技术包括高效规整填料、高效液体分配器、液体收集器等内件。减压塔是蒸馏装置的核心设备之一,担负着为下游装置提供合格减压蜡油进料和提高装置总拔出率的重任。在塔顶真空度一定的情况下,在减压塔中采用规整填料可有效降低全塔压降,通过降低闪蒸段压力而使拔出率提高,实现减压深拔。

2.2向减压塔底注入适量蒸汽

向减压塔底注入适量蒸汽,采用微湿式带汽操作,注入的蒸汽进入塔底,使塔底油气分压降低,将塔底渣油中的蜡油组分携带上去,使收率和产品质量提高。向塔底注入蒸汽的压力为0.5MPa,流量约为1.7t/h。由表2可以看出,微湿式带汽提操作最好。

2.3向减压炉管注入适量蒸汽

向减压炉管中注入适量蒸汽可降低油气分压,提高介质在加热炉管内的流速,在一定程度上可避免炉管结焦及油品裂解。在相同压力下,当温度低于400℃时,温度每升高1℃,汽化率约增加0.35%;当温度高于400℃时,温度每升高1℃,汽化率约增加0.30%[4]。汽化率足够才能保证减压深拔。减压炉是为减压蒸馏装置提供热量的核心设备,要深拔必须提高减压炉的出口温度。要想保证装置长周期运行,需在避免炉管结焦的前提下实现减压深拔。

由图2[5]可以看出,由于介质油膜的温度越高,在炉管内的停留时间(t)越长越容易结焦,所以在保证一定油膜温度的前提下,减少介质在炉管内的停留时间,可使加热炉在安全区域内运行。在长岭石化公司减压蒸馏装置中,减压炉8路进料入口均设有炉管注汽线, 在 日 常 生 产 中,每路注汽量控制在0.1t/h,保证了介质在炉管内可高速流动,使介质在炉管内的停留时间减少,避免了结焦。

2.4设置净洗段

洗涤段的作用是对闪蒸上来的油气进行洗涤,除去油气中夹带的重组分、重金属、残炭和沥青质,同时对油气中的重组分进行冷凝,以保证减压蜡油的性质,尤其是重金属及残炭含量应满足下游装置要求。净洗段良好可有效降低减压渣油中蜡油的含量和蜡油中重组分的含量。

2.5在进料口设置进料分配器

采用深拔工艺时,由于提高蜡油质量的关键是减少雾沫夹带,所以需要在减压塔进口设置雾沫夹带量小、气体分布均匀的进料分配器。长岭石化公司减压蒸馏装置由于采用了分布均匀、雾沫夹带量少、压降小的双列叶片式进料分配器(如图3所示),所以对实现减压深拔有利。

2.6用急冷油控制塔底温度

在长岭石化公司减压蒸馏装置,减压渣油顺次从渣油-初底油换热器(E 126 A,B,C,D)、渣油-初底油换热器(E 122 A,B)、渣油-原油换热器(E 117)通过后,分2路,一路流动至焦化系统,另一路顺次从渣油-原油换热器(E 119)、渣油-原油换热器(E 105 A,B)通过,换热至150℃后再分为2部分,一部分作为渣油加氢装置的原料使用,另一部分作为急冷油返回减压塔。用急冷油将减压塔底温度控制在365℃以下,以防止塔底渣油大量裂化。

2.7采用低速转油线-减压炉管逐级扩径-炉管吸收转油线热膨胀技术

减压炉设有8路进料。8路炉管在辐射室内经过4次扩径后集合于转油线,通过低速转油线进入减压塔内。希望在闪蒸段温度一定的情况下,尽可能降低转油线的压降和温降,从而降低减压炉的出口温度,降低油品的内膜温度,减少结焦。采用低速转油线、炉管吸收热膨胀技术,可使减压炉与减压塔间的转油线距离最小,使转油线的压降和温降减少。

2.8采用高效减压抽真空成套技术

长岭石化公司减压蒸馏装置采用高效喷射式蒸汽抽真空系统,要求减压塔的绝对压力应小于2.0kPa。由于一级抽真空难以满足要求,所以采用一、二级蒸汽抽真空与液环式真空泵联用抽真空系统,三级蒸汽抽真空备用。抽真空用蒸汽压力为1.0MPa蒸汽,蒸汽用量约为11.5t/h,可将减压塔真空度控制为99.2～100.5kPa。

3减压深拔操作要领

3.1塔顶真空度

减压深拔的前提是塔顶真空度高。在闪蒸段温度一定的情况下,提高塔顶真空度就意味着汽化率提高。长岭石化公司减压塔设计塔顶绝压小于2.0kPa。提高减压塔顶真空度的措施:(1)优化比例-积分-微分(PID)控制器参数,实现减压系统的先进控制。(2)提高常压拔出率。尽可能将柴油从常压塔中拔出,使减压塔进料中柴油组分的含量减少,使塔顶油气压力降低。(3)根据生产环境调整抽真空蒸汽用量。冬、夏季气温相差很大,夏季温度高,塔顶真空度较低,可适当提高抽真空蒸汽用量。冬季循环水温度较低,可适当降低抽真空蒸汽用量。(4)停止向减压炉炉管中注汽。当装置满负荷运行时,减压炉8路进料达到最大值,每路进料流量也达到设计最高值,原料在路管内停留时间短,不易结焦,可关闭炉管注汽,以降低减压塔顶负荷。(5)为塔顶冷凝器增加循环水增压泵。新增循环水泵的型号为KQS N 400-M 19/377(F),流量为2400m3/h,转速为1480r/min,功率为200kW,扬程为16m。设置增压泵后,可将冷凝器入口循环水压力由0.2MPa提高至0.4MPa,冷却后塔顶油气温度可由42℃下降至38℃,使减压塔顶的真空度增加约1个百分点。

3.2塔底吹蒸汽

向减压塔底注蒸汽的主要目的是为了降低塔底油气分压,降低渣油中蜡油组分的含量。2012年8月至2013年2月,减压塔底蒸汽注入量对侧线产品质量平均分析值的影响如表3所列。

由表4可以看出,塔底注汽量增大时,虽然可使整个装置的总拔出率提高,使渣油中小于500℃馏分含量降低,但会使减三线重蜡油中残炭的含量增大。注汽量过大还会使塔顶负荷增加。塔底注汽量应适当,不宜太大,在正常生产过程中,一般将减压塔塔底注汽量控制为1.2～1.8t/h,可根据实际生产需要予以控制。

3.3进料温度

减压炉出口温度提高时,减压塔进料的汽化率增加,闪蒸段压力一定时闪蒸段温度相应提高,渣油收率减少,减压塔拔出率提高。长岭石化公司减压蒸馏装置减压炉出口设计温度为408℃。受炉管结焦和炉膛温度(炉膛温度应低于810℃)限制,也为了减少渣油裂解的生焦量,在实际深拔操作过程中,一般将减压炉出口温度控制为390～395℃。此外,减压炉出口温度还与减三线产品及渣油的去向有关。减三线产品去催化裂化、渣油去焦化装置时,减压炉出口温度为390～395℃,总拔出率为73.11%。减三线产品去渣油加氢装置,部分渣油去催化裂化、另一部分渣油去渣油加氢装置时,拔出深度不需要很高(总拔出率为71.79%),可适当将减压炉出口温度降低为382～385℃,以降低装置能耗。

3.4过汽化油控制

减压塔设置洗涤段的目的是从闪蒸段上升的蒸汽中脱除所携带的焦油残液。这些蒸汽中含有的焦油会使洗涤段上方的侧线产品中带有镍、钒和残炭,致使减三线蜡油中残炭含量过高。过汽化油从过汽化段抽出,经离心泵(P 117 A,B)加压,一路与减三线产品合并出装置,一路并入减压炉进料段中。

开工初期,过汽化油的流程是与减三线产品合并为一路出装置。减三线泵出口压力高,致使过汽化油流量偏小,液位一直处于高位状态,对减压深拔不利。现在,过汽化油的流程是与常压渣油合并后一同进入减压炉,一般将流量控制在30～40t/h。

将过汽化油循环到减压炉前的好处:(1)使减压蒸馏系统进料的密度变小,黏度降低,使减压炉结焦的可能性降低。(2)在深拔模式下,洗涤油温度较高,洗涤油循环后可提高减压炉的入口温度。(3)洗涤油循环后减压蒸馏系统进料变轻,相同拔出率时加热炉出口温度可降低3～4℃,加热炉负荷可降低约2.09MW(约降低5%),能耗[m(标准油)/m(原油)]可降低0.21kg/t。(4)有利于改善侧线产品质量。当循环至减压炉前时,蜡油中重金属、胶质含量均会降低,对后续装置的二次加工有利。

3.5塔顶温度

控制减压塔顶温度可直接影响塔顶负荷。在长岭石化公司减压蒸馏装置中,塔顶温度与一中回流组成1个控制回路。投入自动运行时,可较好地由一中冷回流量(FIC 40201)来控制塔顶温度(TIC 40201),如图4所示。正常生产时将塔顶温度控制为50～60℃。

3.6塔底温度

减压塔底采用缩径设计,渣油在塔内的停留时间缩短。不宜将塔底温度控制得过高,否则容易发生裂解。可用急冷油将减压塔底温度控制为358～362℃。一般将急冷油流量控制为25t/h。

4存在问题

虽然长岭石化公司800万t/a常减压蒸馏装置按减压深拔工况操作时可达到设计指标,但装置运行2年多以来仍存在一些制约减压深拔的问题。

4.1二中蒸汽发生器内漏

二中蒸汽发生器产生的蒸汽(压力为0.5MPa),经常压炉对流段加热后用于塔底吹汽。自装置开工以来,蒸汽发生器多次出现内漏,二中蒸汽发生器是否运行直接影响着二中回流温度,进而影响到塔顶温度和真空度。需进一步摸索操作参数,保持蒸汽发生器长周期运行。

4.2装置能耗较高

要实现减压深拔,一方面需提高减压炉出口温度,增加瓦斯用量;另一方面要提高减压塔的真空度。抽真空蒸汽和冷凝器循环水用量增加导致装置能耗增加。虽然减压炉提供的热量会在换热网络予以一定回收,但受“窄点”限制,约有20%热量被转换为低温热而无法回收。由于装置的总拔出率(C,%)与能耗(E,MJ/t)间呈线性关系(E=3.5132 C+206.68)[4],所以总拔出率每增加1个百分点,能耗就增加3.51MJ/t。2012年常减压蒸馏装置的平均能耗为10.13kg/t。能耗较大的主要原因之一是由减压深拔引起的。

4.3瓦斯压力不稳定

在长岭石化公司,随着新装置的全面建成投产,瓦斯用量增大。当瓦斯压力降低时,系统会补入一定量汽化气。汽化气的热值比瓦斯的热值高,会在短时间内导致减压炉炉膛温度骤升。减压炉出口温度不稳定,过高或过低均会给减压塔操作带来不利影响,使减压炉出口温度难以实现自动化控制。

4.4工艺参数需进一步优化

操作工人水平有限,对一些工艺参数不够敏感。随着美国KBC公司网上炼油厂技术的引进,技术人员须加强学习,对减压系统进行模拟,进一步优化操作参数。

5结束语

长岭石化公司800万t/a常减压蒸馏装置实施深拔操作后,减压渣油中低于500,520℃馏分含量均可达到工艺指标要求,渣油收率较低,经济效益显著。可根据生产方案不同而灵活地控制工艺操作。当一部分渣油去焦化装置,另一部分渣油去渣油加氢装置,重蜡油全部去渣油加氢装置时,减压塔可不按深拔工艺操作,以减小装置的能耗。

摘要：介绍了中国石油化工股份有限公司长岭分公司800万t/a常减压蒸馏装置减压塔深拔操作的技术特点和操作要领。采用全填料减压塔,向减压塔注入压力为0.5 MPa的蒸汽,分8路向减压炉管中注入0.1 t/h蒸汽,在进料口设置进料分配器,用急冷油将塔底温度控制为358～362℃,采用2级蒸汽-1级液环泵抽真空系统将减压塔压力控制为小于2.0 kPa等深拔操作措施后,拔出率提高,减渣中轻组分含量下降。

关键词：减压蒸馏,减压塔,深拔,常减压蒸馏

参考文献

[1]Martin G R.Understand vacuum system fundamentals[J].Hydro-carbon Processing,1994,73(10):91-98.

[2]李凭力,李秀芝,白跃华,等.常减压蒸馏装置的减压深拔[J].化工进展,2003,22(12):1290-1294.

[3]中国石油化工集团公司人事部.炼油基础知识[M].北京:中国石化出版社,2011.

[4]庄肃青,畅广西,张海燕.常减压蒸馏装置的减压深拔技术[J].炼油技术与工程,2010,40(5):6-11.

常减压蒸馏 篇4

常减压蒸馏装置主要是对焦化、催化、裂化、重整等二次加工装置提供原料,对炼油厂的实际生产具有重要意义。

现阶段,由于原油产品种类过于繁多复杂,而炼油厂的装置过多,工艺流程相对来说比较落后且繁琐;同时还需要时刻关注原油市场的变化趋势,以及供需求关系,因此优化完善生产装置的操作和模拟工作,是许多企业的当前工作重点。炼油企业应当提升对新型优化软件的重视程度,加强其在具体生产过程中的使用率,以此在装置进行完成生产的基础上,提升企业经济效益。

1 装置中存在的问题

现阶段,市场上存在众多的原油产品,其种类繁多,在制作过程中,炼油装置不同,提炼制作的产品性能存在差异。

目前来说,制作原油产品的工艺流程相对落后,而且对于市场变化趋势的把握也不够,很多企业针对这些问题,对生产装置进行了深度优化与改善,希望获取更好的效果。但当前原油质量不高,变化较大,油性恶劣化和重质化严重,此外在供给上也不能保持持续状态,因此给很多工厂带来了不便之处,无法对原油的比例以及种类做到有效控制。原油在添加塔指油等原料后,严重影响了原油的比例组成,如果能够正确调整操作,大量增加的初馏塔轻质油导致冲塔现象的发生,进而破坏塔内分馏效果,影响传热效果,使塔顶温度急剧上升,而塔底的液态会减少,最终实现保守生产的运行模式。对于初馏塔装置的技术改造,应该针对具体问题进行具体分析[1]。

2 常减压蒸馏装置软测量

软测量技术指的是,在最优准则的基础下,以间接测量作为指导思想,对一些可测变量与测量间的数学关系进行分析,从而计算出主导变量的数值。随着软测量技术的不断完善与发展,具有十分广泛的利用价值,对系统控制技术和过程检测技术的发展具有促进作用。利用软测量技术,有效解决了很多难以直接测量所引起的控制难点,提升了控制性能指标。

建立数学模式,是软测量实现的关键所在,必须提高对象模型的可靠度以及精准度。但是在实际生产过程中,很多测量数据具有一定的随机性和误差性,需要通过校正处理或者数据变换处理,以此获取所需的真实数据信号[2]。软测量建模方法主要包括以下四种方式:纯机理建模方法、基于状态估计的软测量、基于模式识别的软测量、以及基于人工神经网络的软测量。

如果想提高软测量模型的稳定性、准确性、以及有效性,首先一定要具备充分全面,而且能够包含全部信息量的数据信息;同时需要均匀分布采样点,争取拓宽数据的涵盖范围,避免出现信息过于繁琐重复出现。需要注意的是,必须对所收集到的数据,进行预处理工作,主要由于数据中包含一些现场中的噪音因素。现阶段,对于数据处理方面,主元分析和小波分析得到了极大范围的应用,并已取得良好效果,在软测量领域中普遍使用。软测量在模型建立中,可以选择辅助变量、数据预处理、软测量建模、以及模型校正四个内容。

3 利用圣金桥模拟分析工具

3.1 模拟软件在混炼比中的优劣势

圣金桥过程仿真模拟软件具有相当强大的灵敏性,主要是依据受某些操作变化、操作程度进行设计的软件,能够准确检验关键操作的变化,同时能够真实反映出设计的变量。

首先在一定的范围内允许操作变量进行变化,以此明确结果变量的变化趋势。通过对某个变量或者多个变量的改变,同时观测其对其他变量的影响、变化,然后利用灵敏度分析工具进行精准的验证,最终明确其结果是否符合设计要求,是否在规定的范围内变化。灵敏度工具是针对炼油行业所设计的,具有一定的针对性,能够有效实现原油的分离,在整个行业内应用非常广泛。

在混炼比中,灵敏度工具具有非常明显的优势,主要表现在变化变量值的分析方面,能够针对每组变化形成相关的结果,也就是变量组合下的模拟结果,主要反映不同的混炼比例在装置模拟上的数据结果的影响。通过对灵敏度工具的特点研究,可以明确灵敏度工作在混炼比中的不利影响,变量变化与变量组合之间具有一定的关联关系,如果增加变化变量的数目,变化频率也会越高,由此组合数据也就越大。对整个流程模拟提出了全面的要求,不仅要求其具有稳定性,合理性,另外还包括计算机系统的性能方面[3]。

此外,可以对调和样品或者化验样品进行相关规定,以此确定混合原油的比例,但是由于灵敏度工具中缺少变量的选项,因此需要改造模拟流程,以此改变原油输入量。灵敏度工具具有一定的局限性,具体表现在变量组合及模拟结果方面,无法影响变量的完整变化。

3.2 利用圣金桥过程仿真模拟软件实现装置模拟

通过对炼油厂提供的数据,进行科学分析,以此明确装置设备的各项参数,进而对初馏塔、常压塔、减压塔以及稳定塔之间组成的常压蒸馏装置进行模拟。模拟计算原油的进料温度和压力,通过计算得出结果,然后与实际数据进行充分对比。

此外,通过夹点分析,能够使换热网络得到一定的优化,换热器必须满足各项模拟需求,否则就需要对换热器进行更新。换热网络操作界面的制作,需要利用Aspen Pinch应用集成软件,进而形成换热网络的结构图并对此进行研究分析。而最后阶段的全馏程模拟阶段,主要是利用主装置的模拟结果,以及换热网络的优化,以此实现对常减压装置的模拟过程,最终使全馏程模式得以优化。

4 总结

综上所述,通过在常减压蒸馈装置工艺机理和操作特点的基础上进行科学分析,提高了模型的实时性和准确性。同时通过对相关可观测变量、以及操作变量的研究探讨,为软测量模型辅助变量的提取打下坚实基础。炼油工厂加强对其的使用情况,以此降低成本制定出更加合适的混炼比,进一步为实际生产提出指导性作用,不仅提高了炼油工厂的工作效率,也提高了工厂的经济利益,促进炼油企业的长远发展。

参考文献

[1]陈亮,张兴太,刘雅楠.常减压蒸馏装置模拟与操作优化[J].化工管理,2015,27:68~68.

[2]杨振波,刘国刚.浅析常减压蒸馏装置拔出率的影响因素[J].科技创业家,2013,(15):141~141.

常减压蒸馏 篇5

受世界原油资源紧张影响, 我一次加工原油质量趋于劣质化, 掺炼的高含硫原油的比例逐渐增高。以某石化公司炼油部常减压装置为例, 该装置建成投产于1995年, 原设计标准为加工中东含硫原油, 硫含量小于1.5%wt。经过多次大修改造, 现硫含量控制为小于2.56%wt。该装置近年来加工原油平均硫含量已到2.3%, 接近装置设计标准, 尤其是在掺炼重质高硫原油及凝析等轻质原油时, 设备腐蚀速率加大, 危害显著, 对装置长周期安全平稳运行造成一定影响。

2腐蚀机理及其来源

2.1低温腐蚀机理分析

低温腐蚀, 温度一般在100℃左右。原油在加热过程中生成HCl和H2S, 如果在低于露点温度的冷凝区出现液态水, 将形成强腐蚀性环境HCl-H2S-H2O。原油所含的水中溶解有Na Cl、Mg Cl2、Ca Cl2等盐类, 水解产生腐蚀性较强的HCl。[1]化学反应如下:

HCl在水中溶解形成强腐蚀性的盐酸, 能够造成常减压装置的三塔顶部及塔顶冷凝冷却系统腐蚀。化学反应如下:

当加工含硫原油时, 含硫化合物通过分解释放出H2S, 与金属发生反应生成Fe S, 附在金属表面形成保护层, 但在同时存在HCl时, HCl将与Fe S反应, 破坏保护层, 放出H2S, 加重腐蚀。化学反应如下:

没有水存在时硫化氢和氯化氢对设备基本没有腐蚀。气相变液相部位出现露水后, 会出现HClH2S-H2O型的腐蚀介质。

2.2高温腐蚀机理分析

高温活性硫腐蚀。在处于H2S环境下并且炼油设备壁温高于250℃时, 会产生H2S腐蚀, 主要集中在常压炉及出口转油线、三塔、减压转油线等部位。这类腐蚀表现为设备表面减薄[2]。

硫化物主要包括单质硫、硫化氢、硫醇和稠环硫化物等。在高温环境下, 活性硫与金属直接反应, 其中腐蚀性最强的为硫化氢。化学反应如下:

在高温情况下硫腐蚀开始时速度很快, 随着反应生成的硫化铁保护膜而逐渐稳定。但是, 如果在介质流速较快的环境里, 硫化铁保护膜容易脱落, 继续造成腐蚀。

高温环烷酸腐蚀。环烷酸通式为RCH2COOH, 是石油中的含饱和环状有机酸, 种类有环烷酸、脂肪酸、芳香酸等。通过加热、蒸馏, 环烷酸溶于其沸点相同的油品之中并一起冷凝, 进而造成该馏分对设备的腐蚀。反应机理如下:

环烷酸腐蚀一般发生在塔壁、塔板、转油线、高温管线等部位, 温度在270~280℃和350~400℃、酸值 (KOH) 大于0.5 mg/g时, 腐蚀性最重。其与铁发生反应生成环烷酸铁, 具有油溶性, 虽吸附于金属表面, 但不易形成保护膜。

3防腐措施

3.1低温部位的工艺防腐措施

3.1.1调整“一脱三注”的防腐工艺

由于原油中含盐是造成低温部位腐蚀的根本原因, 所以工艺防腐是蒸馏装置防止低温部位腐蚀的最直接有效的措施。优化操作, 控制装置电脱盐脱后含盐小于3 mg/L, 脱后含水小于0.2%。尽量降低原油性质波动, 及时跟踪破乳剂筛选和效果;根据原油的性质, 控制好电脱盐操作温度110~125;注水采用含盐量比较低的污水汽提净化水或蒸汽凝结水, 控制装置初、常、减顶水中铁离子不大于达3 mg/L, 冷凝水氯离子小于20 mg/L, p H值控制在7.5~8.5。完善注氨、注水、注缓蚀剂措施, 使塔顶至冷凝冷却完成的整个低温系统处于碱性缓蚀环境。

3.1.2增设有机胺中和剂注入系统

常减压三塔塔顶原设计使用氨水做中和剂, 主要目的是中和塔顶HCL和H2S。由于无机氨沸点温度低, 在塔顶流出介质达到露点温度发生腐蚀时, 无机氨呈气相状态, 不能很好的发挥其中和作用, 导致露点区PH值很低, 设备腐蚀严重。现在的中和剂改用主要成份为有机胺的中和剂, 有机胺为长链烃类胺基化合物, 热稳定性好, 易溶于水, 在露点区能与HCl一起冷凝, 使冷凝区不出现强酸性区域, 避免初凝区的酸性腐蚀。

3.2高温部位的升级材质防腐

由于加工含硫油对设备腐蚀严重, 设备腐蚀泄露时有发生, 解决腐蚀的最根本的方法即为材质升级。装置常压塔常三线以下的壳体和减压塔全部壳体选用SB410+SUS316L, 基层SB410钢板具有良好的机械性能和可焊性, 复层SUS316L钢板抗高温硫、硫化物、高温有机酸等腐蚀介质的性能优越。常压塔塔盘1~4层为0Cr18Ni9Ti, 5~48层为德国进口Flex塔盘, 减压塔内构件、填料、分布器、集油箱、减压炉转油线、辐射炉管的扩径均采用3316L材质, 从材质上降低腐蚀。

3.3其它防腐措施

3.3.1管控与过控

做好设备腐蚀的检测工作, 开展装置在线定点测厚、停工测厚普查等腐蚀监测工作。依据硫的分布图, 有针对性的对容器塔顶冷凝却系统、管线、容器定期测厚, 同时将原油含硫、含酸、含盐、脱盐率、瓦斯中H2S含量数据统计, 每周上报。增设在线高温腐蚀探针监测系统, 对在塔顶安放腐蚀探针、定时分析冷凝水铁离子等方法, 进行在线监测;同时还要对原油性质进行跟踪监测, 调整好原油加工比例, 了解原油性质、分析腐蚀趋势。最后在装置停工检修期做好设备腐蚀调查, 弄清装置设备的腐蚀程度及所处的腐蚀环境, 从而制定更为合理的防腐措施。

3.3.2设计防腐与施工防腐

(1) 设计防腐。装置设计之初, 应选用耐腐蚀的复合材料用于易腐蚀部位, 虽然耐腐蚀材质的使用将会增加投入成本, 但装置的耐腐蚀性能将得到显著提升。从长远角度来看, 耐腐蚀材质的使用能有效保障装置安全生产, 进而延长装置运行周期、提高生产效率与产品质量, 为装置长周期安全平稳高效运行创造了条件[3]。

(2) 施工防腐。施工防腐方面, 监测、监督易腐蚀部位的焊缝过程是重点。管子和管件配对内壁要平齐, 控制错边量在1 mm以内;焊接后焊缝外观要检查合格;对焊缝按热处理工艺按要求进行热处理;焊缝拍片确保合格, 对不合格的进行探伤并及时整改[4]。

4结束语

原油性质的不断劣质化, 使得常减压装置防腐工作任重道远, 只有从工艺、设备入手不断革新防腐措施, 才能增加设备的可靠性, 保证装置长周期运行。

参考文献

[1]韩巍, 孙文君, 袁军, 郭雷.炼油常减压装置常顶系统腐蚀分析及防护[J].全面腐蚀控制, 2011, (06) .

[2]祁世会, 杨顺泰, 曲天煜.常减压装置的高温腐蚀及防护[J].甘肃科技, 2004, 20 (11) :103.

[3]郭志军, 陈东风, 李亚军.油气田高H2S、CO2和Cl-环境下压力容器腐蚀机理研究进展[J].石油化工设备, 2008 (05) .

常减压蒸馏 篇6

常减压蒸馏装置采用蒸馏的方法将原油分割成不同的馏分,是炼油厂初级产品或下一工序的原料送出装置。常减压蒸馏装置的常压塔区通常包含三个塔:初馏塔、常压塔及常压汽提塔;其中初馏塔将原油中轻组分闪蒸或分馏出来,降低原油换热系统和常压炉的压力降,减少常压炉和常压塔的负荷。常压塔则起着重要的分馏作用,将初馏塔底油中的汽油、煤油、柴油等所需产品分离出来;常压汽提塔作用是将常压塔侧线中的轻馏分汽提出来从而提高产品的闪点、初馏点。

1工艺流程

在本次改造中原油换热流程由原来的“2—2—2”形式改为“3—3—2”形式,并对部分换热设备进行更换,见图1。自罐区来的原油经泵升压后分为3路,与常顶油气、各中段回流分别进行换热(脱前原油换热)。每路换热至120.140℃,混合后进入电脱盐系统进行一、二级脱水脱盐。电脱盐后的原油分3路与各中段回流进行换热(脱后原油换热),每路换热至200～220℃,混合后进入初馏塔进行一次分馏。初馏塔顶馏出的初顶油作为重整料,塔底出初底油。初底油经泵升压后,分2路与各中段回流换热(初底油换热),每路换热至300℃,混合后通过常压炉加

热至365℃,然后进入常压塔进行第二次分馏。常压塔除了顶部的冷回流外,还有3个中段回流与原油换热,取出多余的热量。常压塔顶油气冷凝冷却后的常顶油作为重整料,常一线汽提后出120。溶剂油,常二线汽提后出烷基苯料,常三线出轻柴油,常四线汽提后作为催化蜡油原料,塔底出常底油。常底油经泵升压后,通过减压炉加热至380～390℃,然后进入减压塔进行第3次分馏,塔顶油气经过三级抽真空系统后,冷凝冷却下的减顶油作为回炼油。减压塔采用3个中段回流取热,另有1个减三线抽出下返的回流作为洗涤油。减一线、减二线、减三线、减四线均为全抽出,混合或者调和后作为催化蜡油原料,减底油经泵升压后出装置,作为催化调和原料、焦化原料或冷却后去罐区。

2常减压蒸馏装置常压塔区配管设计

2.1减压系统设计要点

2.1.1减压塔

原有减压塔腐蚀严重,塔体中间部分曾经更换过,有的部分还加了垫板。新的减压塔采用了天大天久科技股份有限公司的高效、高通量的规整填料及相应的塔内件技术,其突出的优点是压降小(全塔压降小于1.33 kPa),处理能力大,操作弹性好。改造后,减压塔的拔出率提高了2.38%。减压塔的取热比例更趋合理,改造前为塔顶循环回流:减一中:减二中=27.84:58.11:14.05,改造后的取热比例为塔顶循环回流:减一中:减二中=18.38:33.55:48.07。由于压降的减小,减压塔进料温度从原来的390℃下降到380～385℃,节能效果显著。

2.1.2采用“微湿式”减压蒸馏技术

原减压塔内件选用舌型塔盘,采用湿式减压蒸馏技术,能耗较高。本次设计减压塔内件选用高效、高通量的填料,采用“微湿式”减压蒸馏技术,使减压塔顶压力从原来的96 kPa左右提高到100 kPa左右,满足了操作弹性、拔出率、产品质量各项指标的要求,同时减压塔底吹气量从原来的2～3 t/h减小到100～500 kg/h,或者不吹气而采用干式减压蒸馏技术,每吨原油的塔顶冷却水用量由原来的2.80 t减少到1.99 t。

2.2塔管口方位的设计要点

关于塔管口的设计要点,主要包括如下四个方面:(1)塔管口方位的布置,应符合工艺条件,便于管道和阀门的操作和检修;(2)初馏塔、常压塔及常压汽提塔均为板式塔,塔板分单溢流、双溢流和四溢流,塔的管口方位应满足塔内部结构的要求。(3)为确定塔的管口方位,需根据塔的布置,将塔周围分成操作区及配管区。操作区面向装置马路,配管区面向管廊,塔管口方位需要进行合理地布置。操作区原则上是为操作、维修设置的,塔顶检修吊架及人孔(或手孔)应布置在这一侧,如条件允许人孔方位尽量保持一致,设计整齐美观;配管区是作为连接管廊、泵和冷换设备等管道的区域。塔的所属管道凡要经过管廊到其他相关设备的,其管口宜开设在配管区一侧。(4)管嘴及仪表液位计管嘴方位应该尽量避免设置在楼梯间方向,楼梯间方位的平台受定位限制无法做大,而仪表液位计安装后伸出长度约为700～800 mm,若由楼梯间方位伸出,可能阻挡平台通道。

摘要：当前时期下,我国炼油厂中大量地使用常减压整流装置,该装置为炼油厂的高效运行起到了十分重要的作用,因此常减压蒸馏装置工艺设计的好坏,会直接影响到炼油厂的炼油效率。本文就是攫取了常减压蒸馏装置常压塔区配管设计进行着重阐述。

关键词：常减压蒸馏装置,常压塔区,配管设计,要点

参考文献

[1]时相宇.浅析常减压蒸馏常压塔的工艺设计[J].当代人,2008(8).

[2]武劲松,陈建民,李和杰,等.四级蒸馏技术在常减压蒸馏装置扩能改造的应用[J].炼油技术与工程,2003,33(6).

[3]张革松.四级蒸馏在常减压装置扩能改造中的应用[J].石油化工设计,2006,23(1).

[4]陈建.常减压蒸馏装置的扩能改造[J]石化技术与应用,2006,24(3).

[5]夏延燊.常减压蒸馏装置塔顶冷凝系统防腐蚀措施[J].石油炼制与化工2006,37(1)

常减压蒸馏 篇7

1 优化集成建模要点分析与求解策略探讨

生产计划优化集成与过程操作优化集成等势在必行, 整体生产计划优化结构系统被原定为I级, 但是生产设备装置过程操作等级则被原定为II级。第一点为, I级运作中若排除过程可能, 而用生产计划软件进行相关模型求解的话, 可以将AspenPlus软件进行对应生产加以目标确定, 此时便可轻松实现II设备装置的基本模拟计算。最后一个步骤为, II级反馈信息会在I级模型实验结果中有所体现, 在经过I级模型修正后, 可以对生产假话软件实施相关计划求解操作。在进行多次计算过程中可以得到装置操作条件信息和生产计划信息。

以GIOPIMS为出发点进行生产计划优化模型建立, 目标函数与物料平衡方程已被原定, 初始单体侧线收率中的相应上下限方程与公式也被原定, 单体装置处理能力与产品指令性方程也是如此。此时对GIOPIMS进行有限利用, 其内部线性规则是需要把控的基准点, 之后在此基础上依靠求解包进行求解, 生产任务则由此得出。I级优化生产过程会被进行分配, 在II级生产装置个体将其接受后, 过程模拟软件此时被排上用场, 在此依托下求出实际情况下的具体操作条件。假设此时可以对操作条件信息进行正常掌握, 那么也就说明I级任务可以轻松完成, 但是应该用模拟计算法则进行上下限确定和指令性方方程确定, I级模式中修正部分被敲定后, 修正模型也会正式成立。在进行重新求解之后可以获得新型生产计划, 通过反复计算达到方案可行之后即可终止相关操作。

2 常减压蒸馏装置结构系统优化与集成步骤要素分析

在进行生产计划优化的整个过程中, 其主要是针对当前我国一些石化加工企业而言的, 对工程内的一些操作流程运作起到一定帮助作用, 常减压蒸馏结构设备装置生产计划只是正常生产运作过程中的重要组成部分和重点操作环节。若要达到设备装置生产技术优化集成目的以及达到相应生产过程操作优化集成本目的, 应该以建立模拟模型为主, 此类设备装置模型应该满足相应运作条件。换个角度而言, 也就是说在原定参数范围内进行模拟计算操作方案的合理实施, 并在此大体背景下进行能够完成计划操作条件的挖掘工作。

上已对部分内容有所提及, 常减压蒸馏装置与参数选取范围和相应搜索方法等应达到相互契合的有利程度, 只有这样才能够在一定程度上按照普通形式的策略进行计划实施与生产计划优化集成。我们通常所说的参数选取范围应该以广义化考核油品生产数据信息和大体相似累油品信息等为主, 并进行选取操作。工艺操作参数性质被定为多型的, 我们要充分借助随机搜索功能进行参数确定, 再以序贯单纯形法进行工艺操作参数选取。

3 案例分析

此处以某炼油厂为例, 在常减压蒸馏设备装置炼制油类物品时, 需要适时的生产计划优化集成计算与过程操作优化集成计算等。在此类设备装置整体中, 初馏塔设备和常压塔设备以及相应减压塔设备等是其中重点内容。应该按照文中讨论内容加以分析, 当I级生产计划完成正规优化后, 常减压蒸馏设备装置任务模拟与软件计算时要以新型任务为主, 在进行单体塔能搜索时, 计划操作条件也能够得以正常实现。需要注意的是, 设备参数和相关设备固定操作参数应该仔细按照实际生产数据信息加以严格确定。

设备装置操作条件的确定显得尤为重要, 蒸馏设备装置参数取值范围要预先确定, 之后在此基础上根据常减压蒸馏装置优化集成计算框图进行后续的优化集成与计算, 完成上述操作之后便可获得与操作条件有关的重点内容。初馏塔实质上是一种以单一工艺为主的参数装置, 初始化策略和方案以随机形式为主, 再者就是运用序贯单纯形法进行搜索方案的合理实施。另外需要提到的一点是, 减压塔设备可以对随机搜索模式进行正常模式的使用, 此时所得到的最终结果也是趋于准确的。

4 结语

在石化企业中, 其生产计划决策、生产计划检验、生产计划修正、过程操作决策、过程操作检验和过程操作修正的整体求救过程中足以实现真正意义上的优化集成。此装置优化集成操作应该仔细按照油品基础性生产数据信息进行参数变化范围确定, 以明确搜索方案。石化企业常压蒸馏装置操作工优化集成可以在一定程度上使得生产计划优化上升到新的台阶之上, 并为后期企业生产实践工作内容等奠定有力基础。

参考文献

[1]杨振波, 刘国刚.浅析常减压蒸馏装置拔出率的影响因素[J].科技创业家.2013 (15) .

[2]陈士军.常减压蒸馏装置节能改进[J].能源研究与利用.2003 (S1) .