减压蒸馏

减压蒸馏（精选7篇）

减压蒸馏 篇1

有机化学是一门以实验为基础的学科,有机化学实验作为有机化学教学的重要组成部分,目的在于通过实验教学,使学生在有机化学实验基本操作方面获得较为全面的训练[1]。我院有机化学实验包括以下几个部分: 有机化学实验的基本操作技能训练; 有机化合物的制备; 有机化合物的性质实验; 综合性实验以及研究性实验等。其中基本技能训练,例如蒸馏 ( 包括水蒸气蒸馏、减压蒸馏、分馏) 、萃取、回流、重结晶、干燥、 升华等,是学生掌握的最基本的有机化学实验技术和技能,而减压蒸馏是分离、提纯有机化合物的重要方法之一,是有机化学实验中的一项重要基本操作,也是有机化学实验中的一项基础实验技能,贯穿于整个有机化学实验的教学[1,2,3]。本文通过减压蒸馏装置的简化改进,并以蒸馏水为待测液,在 “僧多粥少”的教学情况下,达到学生对减压蒸馏实验原理易于掌握, 实验装置熟练操作的效果,这样既节约了时间,又培养了解决实际问题的能力,使学生更好的进行有机化合物的制备、综合性以及研究性实验,也利于学生毕业论文实验的顺利进行,同时把绿色化学思想贯彻在有机化学实验的教学任务中。

1实验改进背景

减压蒸馏实验作为普通而又基础的有机化学实验,在本科师范院校甚至其它综合院校有机化学实验教学大纲中,处于一个很重要的位置,是重要的有机化学实验技术,也是我院化学类专业学生的必做实验项目。采用减压蒸馏,可降低沸点、减少分解和增加蒸馏效果,主要针对某些化合物正常沸点下的温度蒸馏有可能分解、氧化、聚合或重排时采用。多种实验教材都详细予以介绍,而且,大部分本科院校都作为一种重要的蒸馏手段运用于合成实验中。我院有机化学实验教学中,减压蒸馏也是重要的实验项目,但到目前为止,完全按照教材中传统的实验装置,如图1所示,涉及的主要的仪器设备有: 反应器装置、蒸馏管、接收瓶、安全瓶、冷却井、压力计、吸收塔等。其中的压力计一般用水银压力计,在实验过程中存在诸多隐患,比如水银的填装比较困难,封闭管内以及水银中的气泡会影响实验的精确性,最关键的是填装过程若操作不当,或实验减压过程,突然放入空气,水银迅猛上升,会把压力计冲破,水银溢出,严重的将引起汞中毒等[4]。我院实验学生人数较多 ( 化学类每学期200多人,生物类学生每年将近100人) , 而基础有机化学实验室中学生实验桌面控制台空间有限,开设这个实验的主要仪器不齐全,比如真空油泵、吸收塔等,无法实现每个学生都按照传统减压蒸馏装置进行实验操作,实验整体教学效果欠佳。为了提高学生的动手能力,同时避免汞溢出可能引起中毒事件的发生,将实验中的压力计改用真空压力表,安全瓶上直接接循环水式真空泵,以学生熟悉的普通蒸馏水为减压蒸馏试剂进行减压蒸馏,避免馏出液进一步处理。改进图如图2所示。

2实验装置改进

许多有机化合物,特别是高沸点有机化合物加热还未达到沸点就已经出现分解、氧化或聚合等现象,无法在常压下用蒸馏的方法进行分离提纯,就要采用减压蒸馏来避免这类现象的发射。液体化合物沸腾是其蒸汽压等于外界大气压而发生的物理现象,沸腾时的温度为沸点。因此,液体的沸点会随着外界压强的变化而变化,如果用抽真空的办法使液体表面的压力下降,液体沸点就会降低,在减少外界压强下进行的蒸馏操作即为减压蒸馏[1]。传统的的减压蒸馏系统由四部组成,即: 蒸馏、抽气、保护和测压装置。从图1中可看出,传统的减压蒸馏装置用的是水银压力计,为了防止重金属汞的溢出,需要用冷阱保护,压力计后面需要连接几个吸收塔对体系及真空油泵进行保护,整个实验装置需要较宽的工作平台,针对我院实验学生人数较多,基础有机化学实验室学生工作平台有限的情况,把实验装置简化改进成图2所示。将实验中的压力计改用真空压力表,使用简单,读数方便; 安全瓶上直接接( 双孔或多孔) 循环水式真空泵,避免真空油泵数量有限无法顺利开设实验等问题; 传统的减压蒸馏实验待测物为糠醛或其他有机化合物,但糠醛的气味难闻,对实验室环境造成一定的污染,且实验结束后需要后处理馏出液,而学生对水的沸点非常熟悉, 实验中改用普通蒸馏水为待测试剂进行减压蒸馏,使实验室绿色化,同时省去吸收塔装置部分,使实验装置简化,让每一位学生都能锻炼整个实验操作过程,真正实现实验教学训练实验技能的目的,教学效果良好。

3实验过程及注意事项

实验教学中应当让学生注意以下问题:

( 1) 毛细管的制作。减压蒸馏用的毛细管是实验前自制的玻管毛细管( 见图2D) ,拉制毛细管的时候,酒精喷灯熔化玻管时熔程要略长一些,拉制毛细管时用力要平衡,不能拉得太粗,也不能太细,使减压蒸馏过程抽气稳定,毛细管在液面下产生连续微小气泡为宜。

( 2) 仪器的装配和检漏。克氏蒸馏头直口处的毛细管伸至距瓶底约1 ~ 2 mm处,玻管一端接一节2 cm长的胶管,胶管内放1根细铜丝,并用螺旋夹夹住,蒸馏时通过螺旋夹调节进气量,抽真空过程中会有极少量的空气通过毛细管进入待蒸馏液体而产生微小气泡,作为液体沸腾的气化中心,防止液体过热而产生爆沸现象,使蒸馏保持平稳进行[5]。仪器安装好之后,开动循环水真空泵,检查系统是否密封,真空度是否达到实验要求。操作如下: 旋动毛细管上端螺旋夹,使体系压强降低,直至压力稳定后,夹住连接系统的橡皮管,观察真空压力表读数情况,读数变化微小说明体系密闭性好,读数波动大则说明体系密闭性差。为保证系统密闭性好,可用真空油脂润涂磨口仪器的所有接口。

( 3) 减压蒸馏。检漏后,加入20 m L待蒸的液体( 蒸馏水) ,关好安全瓶上的活塞,开动循环水真空泵,慢慢关闭安全瓶上的活塞,调节毛细管上端的螺旋夹,使导入的空气量在液面冒出一连串平稳的小气泡为宜。当压力稳定后,通入冷却水,平稳加热。整个蒸馏过程要密切观察温度计和真空压力表的读数变化。沸点稳定后,转动多尾接引管接收主馏分,控制蒸馏速度为每秒1 ~ 2滴。蒸馏完毕,先撤除热源,稍冷后慢慢旋开夹在毛细管上橡皮管的螺旋夹,慢慢打开安全瓶上的活塞放入空气,平衡内外压力,最后关闭循环水真空泵[3]。

4结语

通过对传统减压蒸馏装置以及蒸馏试剂两方面的简化改进,降低了能耗、简化实验操作、提高了实验的安全性,避免了馏出液的后处理,实验达到绿色化的效果,改善了实验室环境,同时每个学生的基本技能得到了锻炼,实验兴趣也大大提高,教学效果显著。因此,教学过程中我们还将继续对传统实验不断的改革更新,探索实验教学的整体化、绿色化,不断更新实验项目,注重学生实验操作技能的训练,学生解决实际问题的能力在实验技能教学中得到很大的提高[6]。

常减压蒸馏装置减压深拔的研究 篇2

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

减压蒸馏 篇3

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.

原油常减压蒸馏塔的流程模拟 篇4

常减压蒸馏是炼油加工的第一道工序。通过蒸馏可以按产品生产方案将原油分割成相应的直馏汽油、煤油及各种润滑油馏分等半成品, 这些半成品经过适当的精制和调配等, 即可成为合格产品[1]。蒸馏过程中, 也可以根据不同生产方案分割出二次加工原料。常减压蒸馏的效果决定了石油产品的质量和收率, 对炼油厂有着重要的意义。 (1)

化工过程流程模拟就是借助计算机求解描述整个化工生产过程的数学模型, 通过计算机进行物料平衡、能量平衡、化学平衡、压力平衡等计算, 对过程进行估算和分析, 得到有关该化工过程性能的相关信息[2]。经过二十年的发展, 化工过程流程模拟已被化学工程师普遍采用, 成为设计新装置和分析现有装置性能、改进现有装置操作的有力工具。

常减压蒸馏装置流程模拟的关键是常压塔和减压塔, 由于包含多个中段回流, 而且减压塔多为填料蒸馏塔, 这也成为常减压蒸馏装置流程模拟的难点。

2 工艺流程简介

2.1 工艺流程

锦西石化二套常减压蒸馏装置原设计能力50万吨/年, 后经多次改造处理能力达到300万吨/年, 为润滑油型常减压蒸馏装置。图1为该常减压装置工艺流程图。

注:C-1:初馏塔;C-2:常压塔;C-4:减压塔;C-3, C-5, C-6:汽提塔;F-1:常压塔加热炉;F-2:减压塔加热炉;D-:汽液分离罐, P-:泵

常减压蒸馏是原油加工的第一道工序。装置是根据原油中各组分的沸点 (挥发度) 不同用加热的方法从原油中分离出各种石油馏分。其中常压蒸馏蒸馏出低沸点的汽油、煤油、柴油等组分, 而沸点较高的蜡油、渣油等组份留在未被分出的液相中。将常压渣油经过加热后, 送入减压蒸馏系统, 使常压渣油在避免裂解的较低温度下进行分馏, 分离出润滑油料、催化料等二次加工原料, 剩下减压渣油。

2.2 工艺分析

原油蒸馏装置是通过加热、汽化、分馏、冷凝和冷却等传质传热过程, 将原油切割成一定沸点范围的馏分。这种切割在精馏塔内进行。经过预处理的原油, 用泵输送, 流经一系列换热器, 与温度较高的蒸馏产品换热到205～230℃去初馏塔, 塔顶出粗汽油。初馏塔底油进一步换热, 并在常压炉里加热到360℃去常压塔, 其中汽油、煤油、柴油、重柴油等较轻的组分在汽化段汽化成混合油气。蜡油和重油仍然为液体, 混合油气上升到塔的精馏段, 与回流液体相接触。混合油气中, 沸点较高的组分被冷凝, 而回流液体中沸点较低的则气化。气相继续上升, 并逐步冷凝, 沸点较高的柴油、煤油、汽油依次冷凝为液体。这样上升的气体和回流的液体在塔板上充分接触, 进行传热传质过程。因而, 塔内的温度由下而上是从高到低分布的, 而油品的组分由下往上是由重到轻变化的。气液两相在一定的条件下 (温度、压力、组分) , 由平衡到不平衡, 再由不平衡到平衡, 按这一规律交替进行, 如此反复, 最终达到分割产品的目的。煤油、轻柴油、重柴油在各自对应蒸气压的泡点温度下从侧线抽出, 而汽油和不凝气在回流罐分别抽出[3]。

由于塔顶产品与从塔侧线抽出的产品必然会混有少量的低沸点物质, 因此, 侧线抽出的液体必须在汽提塔用水蒸汽把低沸点物质汽提出来, 才能得到合格的侧线产品。

3 流程模拟方法选择

3.1 物性方法的选择

BraunK 10状态方程、CHAO-SEAD状态方程和GRAYSON状态方程以及Peng-Robinson状态方程和Redlich-Kwong-Soave (RKS) 状态方程都是为烃类和轻气体的混合物 (石油混合物) 而设计的, 在低压和中压系统中使用K值模型和液体逸度关联式, 在高压系统中使用针对石油而调整的状态方程。BraunK 10状态方程通常用于减压和低压 (最多几个大气压) 应用, CHAO-SEAD状态方程和GRAY-SON状态方程可以用在高压系统。通过比较, 选用BraunK 10状态方程用于常减压蒸馏系统的流程模拟。BraunK 10状态方程采用BraunK-10和K值关联式, 该关联式是由真实组分和石油馏分K 10图而开发出的。真实组分包括70种烃和轻气体, 石油馏分的沸程范围为450～700K, 对于较重的馏分也开发了专用的方法。

3.2 收敛算法的选择

Unisim软件提供了三类收敛算法, 其中Legacy Inside-Out算法、ModifiedInside-Out算法用于不含化学反应的过程, Newton Raphson Inside-Out算法SparseContinuationSolver算法和SimultaneousCorrection算法可用于含有化学反应的过程, OLISolver算法用于电解质系统。

LegacyInside-Out算法和ModifiedInside-Out算法均可用于常减压蒸馏系统, 两种算法的差别是LegacyInside-Out算法不能用于蒸馏塔子流程中, 不能含有物料混合器和物料分配器。经过分析对比, 最终选用ModifiedInside-Out收敛算法。

4 常减压装置的流程模拟

4.1 原油的定义

根据常减压装置所炼原油的实沸点数据 (表1) , 在流程模拟软件中的原油管理器中, 对原油进行了定义。

图2为原油管理器中定义得到的最终原油实沸点蒸馏曲线和恩氏蒸馏曲线。

对比原油实沸点数据与原油管理器得到的蒸馏曲线可知, 原油管理器定义的原油与实际原油数据近似程度极高, 能高度反映实际原油的特性。

4.2 初馏塔的模拟

初馏塔模拟流程如图3所示。

初馏塔为板式蒸馏塔, 共计21层, 进料原油从第18层塔板进入初馏塔, 在第11层塔板由侧线抽出。为了考虑水相对蒸馏塔的影响, 加速收敛, 在第1层塔板增设水抽出。对原油蒸馏塔增加水采出不会影响工艺参数。

4.3 常压蒸馏塔的模拟

常压蒸馏塔为板式塔, 共计55层, 由常压加热炉来的进料从第50层塔板进入。常压塔设有4具侧线汽提塔, 分别从第20、34、46、50层塔板液相抽出, 汽提塔塔顶油气由第16、30、42、50层塔板返回主塔。除了塔顶回流以外, 常压塔还设有三个中段循环, 分别从第12层抽出, 第10层返回;从第26层抽出, 第24层返回;从第40层抽出, 第38层返回。

根据常压塔的工艺流程, 按照表2和表3在常压塔相应塔板设置了至汽提塔和中段循环的抽出与返塔管线。常压塔模拟流程如图4所示。

4.4 减压蒸馏塔的流程模拟

减压蒸馏塔为塔板与填料混合的蒸馏塔, 进料口以上为9层高度各不相等的填料层, 进料口以下为4层塔板。减压塔设有5具汽提塔, 第1～4汽提塔分别从第2、4、5、7层填料下液相抽出, 由第2、3、4、6层填料上部返回汽相, 第5汽提塔从第9层填料下液相抽出, 汽相返回第9层填料下的第1层塔板。此外, 减压塔还设置有两个中段循环, 分别从第3和6层填料下液相抽出, 由第2和5层填料上部返回。根据减压塔的工艺流程, 按照表4和表5在减压塔相应填料层设置了至汽提塔和中段循环的侧线与返塔管线。

5 常减压蒸馏塔模拟中几个问题的处理

5.1 常压蒸馏塔的设定变量的处理

常压塔模拟设定变量包括常一线、常二线、常三线、常四线抽出流量, 以及中段循环中常顶循、常一中、常二中流量, 还可选择常顶循温降或返塔温度、常一中温降或返塔温度、常二中温降或返塔温度。以温降为设定变量虽然能使常压塔的模拟很快收敛, 但却不能保证塔板温度分布与实际工艺吻合, 而选择返塔温度作为设定变量却可以克服这个问题。

图5为以常顶循温降、常一中温降、常二中温降为设定变量时的常压塔温度分布曲线, 图6为常顶循返塔温度、常一中返塔温度、常二中返塔温度为设定变量的分布曲线, 两种情况下的温度分布曲线虽然具有相似性, 但在塔顶温度等处还是有3～5℃的差, 根据与实际工艺状况的对比, 以中段循环返塔温度为设定变量进行的模拟能够更为准确地反映常压塔的实际工艺状况。

5.2 减压蒸馏塔的分段处理

由于在减压蒸馏塔的第2～7层填料层下方均设有液体收集器, 这样就使得从这些填料层下方液相抽出为全抽出, 在相邻填料层之间只有汽相上升而没有液相下降。据此, 可以将减压塔分解分为两部分, 进料口之下为闪蒸塔, 进料口之上为填料蒸馏塔。

同理, 进一步将上部的填料蒸馏塔按填料层分解为多个闪蒸塔处理, 如图7所示。

但由于这样的处理方式在流程模拟实际操作中存在自由度降低、操作手段减少、不符合减压蒸馏塔的工艺操作原则的问题, 因此只将减压塔简化分解为下部提馏段的闪蒸塔和上部精馏段的填料塔处理, 如图8所示。

再用提馏段闪蒸塔的顶部蒸汽出料作为精馏段填料塔的进料, 使得两者联系起来作为填料减压塔进行模拟[4], 如图9所示。

5.3 减压蒸馏塔的设定变量的处理

减压塔模拟设定变量包括减一线、减二线、减三线、减四线抽出流量, 减一中、减二中流量, 还可以选择减一中温降或返塔温度、减二中温降或返塔温度。与常压塔相同, 选择以返塔温度作为设定变量。

6 常减压装置的流程模拟结果

6.1 初馏塔的模拟结果

图10和图11显示了流程模拟计算的初馏塔温度和汽、液两相流量沿塔板的分布。初馏塔顶汽油恩氏蒸馏终馏点温度流程模拟计算结果为142℃, 化验室分析值为144℃, 误差为1.5%。

6.2 常压塔的模拟结果

图12和图13显示了流程模拟计算的常压蒸馏塔温度和汽、液两相流量沿塔板的分布。

常压蒸馏塔常顶汽油以及各侧线抽出油品的恩氏蒸馏温度流程模拟计算结果与化验室分析值对照如表6所示。

6.3 减压塔的模拟结果

图14和图15显示了流程模拟计算减压蒸馏塔温度和汽、液两相流量沿塔板的分布。

减压蒸馏塔各侧线油品质量指标流程模拟计算结果与化验室分析值对照如表7所示。

7 结论

本文针对常减压装置, 按照实际生产工艺参数进行了流程模拟, 选择BraunK 10状态方程和ModifiedInside-Out收敛算法, 对于常压蒸馏塔和减压蒸馏塔中段循环采用返塔温度为设定变量, 对于填料减压塔, 按照工艺机理对其进行分段模拟, 最终模拟计算的结果与实际工艺质量指标相似度极高, 误差不大于1.5%。利用常减压蒸馏塔流程模拟结果, 能够指导实际工艺生产, 对于稳定工艺参数, 提高产品质量都有着极大的作用。

摘要：常减压蒸馏装置是炼油加工的第一道工序, 它的运行状况对后续装置乃至全厂都有着重要影响。针对初馏塔、常压蒸馏塔和减压蒸馏塔的稳态流程模拟, 选取适合的蒸馏塔中段循环设定变量和减压塔模拟方法, 最终流程模拟结果与实际工艺参数相似度极高, 说明常减压蒸馏塔的流程模拟能够如实体现实际工艺状态, 可以作为指导工艺生产、操作优化的有效方法。

关键词：原油,常减压蒸馏,流程模拟

参考文献

[1]葛玉林.常减压蒸馏流程模拟与优化及换热网络综合[D].大连:大连理工大学, 2007.

[2]杨友麒.过程流程模拟[J].计算机与应用化学, 1995, 12 (1) :1-6.

[3]LANG P.Modeling of a Crude Distillation Column[J].Comput-ersChem Engng, 1991, 15 (2) :133-139.

减压蒸馏 篇5

1 常减压蒸馏装置生产运行过程中所呈现出的问题

(1)装置负荷率低且能耗过高

首先,因装置规模小而致使相应负荷率偏低。从目前我国炼油企业所采用的常减压蒸馏装置的现状看,整体上的加工能力与国外相比偏低,相应开工负荷率尚未达到80%,进而使得装置的综合耗能加大,进而降低了生产效益。其次,加热炉能耗大。在这一装置的运行中,加热炉所消耗的燃料最大,占据了总能耗的近四分之三,进而也使得该装置的总体耗能偏大。加热炉效率低的主要原因是在实际运行的过程中,相应运维管理工作落实不到位,致使炉体出现积灰、生锈腐蚀等问题,进而致使烟气排放效果不佳,相应氧气含量加大;同时,受到原油换热问题的影响,需要提升这一换热温度以降低负荷率,进而实现对加热率能耗的有效降低与控制,但是,实际运行过程中,原油换热的温度整体上偏低,只有三分之一换热温能够达到290度以上。影响原油换热温度的因素较多,主要是基于实际操作不规范、相应蒸馏塔应用不合理亦或是相应取热分配比例不科学等。

(2)对分流精度重视不足

当前,这一装置的常压蒸馏塔的分流精度偏低,而在实际运行过程中,对于该问题的重视不足,在实际运行的过程中,需要以三个常规分流精度指标与常压拔出率来实现对分流精度的判断,以避免对相应测线分离产生影响。在实际运行过程中,主要问题是常底油与常一线油、常二线油与常三线油的相应重叠度分别为10度、80度,而常底重油350度馏出率仅达到百分之十,因此,这与先进的装置设备相比较而言的差距大。而常三线油能够结合实际生产情况来定位是作为柴油还是作为蜡油用,而作为柴油、蜡油的常压塔拔出率都在40%左右,比例较低且对塔顶真空度会产生很大的影响。

(3)减压拔出深度低且在含硫油加工上的适应性凸显不足

首先,在常压拔出深度上。炼油厂主要是以催化裂化为主要方式,而加深拔出深度能够有效提升原料的加工量,而在实际运行的过程中,采用这一装置下基于在减三线油作为加氢裂化原料的过程中,对于干点的要求较高,要在550度以内,进而致使减压渣油500度馏出率偏高。基于减压塔汽化段压力与温度的变化,相应减压拔出率也随着发生变化,要想加深拔出深度,则需要降低汽化段压力,亦或是提高相应温度。其次,在含硫原油的加工上,呈现出适应差的问题,进而导致设备腐蚀问题随之发生。

2 实现常减压蒸馏装置节能降耗、稳定高效运行的有效对策

(1)提升加热炉热效率以降低燃料能耗

在实际运行的过程中,针对这一问题可采用如下对策进行解决:第一,要在优化加热炉这一设备的基础上,提高对运维管理工作的重视程度,以先进设备的应用以及完善的管理维护来降低燃料消耗量;第二,要提升操作水平,落实专业管理,进而实现对排烟温度的控制,并实现对燃料硫含量的控制,以降低燃料能耗。

(2)提升原油换热终温与大型装置的完善应用

首先,提升原油换热终温。需要针对操作控制进行升级与完善,积极的将先进的工艺设备进行应用,进而提升换热终温的同时,降低能耗,当前,一系列相应的软件逐渐被应用于其中,能够通过先进技术的应用来实现有针对性方案的制定,进而提升侧线馏分质量,提高换热终温。其次,实现大型装置的应用,并加强对设备装置的管理。实现大型装置的应用,是有效降低能耗与综合成本费用的关键,也是落实节能环保的突破点之一。在实际践行的过程中,要强化对工艺条件的重视,完善运行管理,并提高硫油加工的适应性。

(3)实现装置电耗与蒸汽单耗的有效降低

第一,降低装置的电耗。需要在装置设计阶段,就针对相应的负荷问题进行完善设计,同时要对加工方案进行优化,实现资源的优化配置,基于在降低电能耗的基础上,确保实现设备的经济安全且高效运行。第二,降低蒸汽单耗。需要针对蒸汽等级进行合理设置,同时,针对减压抽真空用汽,要针对温度与压力等级进行合理设计。

3 结语

综上所述,对于石油炼油厂而言,作为第一道工序的常减压蒸馏,需要针对这一装置运行问题进行完善解决,为提高产品的质量与效益奠定基础。在实际践行的过程中,需要以原油评价数据为基础,实现对操作参数的优化,并要以完善数据库的构建来确保装置操作的顺利运行,同时要强化对设备的优化升级与管理,并积极的将新工艺技术进行应用,以在提高设备运行效益的基础上,实现节能环保目标。

参考文献

[1]申福龙,华建军,黄波林.常减压蒸馏装置运行中存在的问题及对策[J].石化技术,2009,04:2 6-29.

[2]井振华.常压蒸馏装置生产运行的主要问题及对策[J].广西轻工业,2011,06:28-29+78.

减压蒸馏 篇6

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) .

减压蒸馏 篇7

1改造意义

中国石油长庆石化公司( 简称长庆石化公司,下同) 常减压装置的加工能力为500万t/a, 2009年8月至12月平均换热终温为282. 5 ℃ , 2011年全年平均换热终温为283. 0 ℃ 。通过夹点技术分析,当换热终温最小温差为20. 0 ℃时, 原油换热最高终温可达298. 0 ℃。换热终温相差较大,装置用能与最优能耗间存在较大差距,节能降耗空间较大。为提高换热终温,长庆石化公司于2011年8月至9月利用大检修期时机,对常减压装置进行了节能技术改造。改造项目由中国石油工程建设公司华东设计分公司( 简称华东院,下同) 、英国Process Integration Limited( 简称PIL公司,下同) 和北京中环信科科技有限公司共同完成。

模拟采用PIL公司自主研发的Heat - int软件。在常减压装置的换热网络中,原油及其产品均为多组分混合物,冷热物流的热焓随温度的改变而改变［2］。然而,在大部分发表的换热网络设计方法中,冷热物流的热焓均被假设为与温度变化无关。但是,当温度变化范围较大时,采用平均热焓将会引起较大误差,不利于换热网络潜力的分析以及优化［3］。Heat - int系列软件采用的换热网络模型摈弃了这种假设,对实际热焓采取分段线性化的方法,既保留了热焓对温度的依赖性,又避免了大幅度增加网络模拟的复杂性。同时,Heat - int软件采用基于模拟退化优化算法的设计方法( simulated annealing optimisation - based design approach) ,用于全新设计和对已有换热网络进行改造。优化自由度包括增加新换热器、改变现有换热器的位置、改变物流分流率、增加现有换热器面积、增加物流分流装置等。可根据实际情况增加换热网络改造的各种约束,如最多允许新换热器个数、最多允许改变位置的换热器个数、不能增加换热器的位置等,以确保换热器设计和改造的切实可行［4］。

华东院、英国PIL公司、北京中环信科科技有限公司共同参与此次改造项目,PIL采用自行研发的软件,利用夹点技术进行能耗评估,利用SA优化算法对换热网络进行改造。在工艺优化的基础上,添加北京中环信科科技有限公司的超声波除垢技术,使换热网络一直处于较好的运行状态,减少污垢产生,保持换热终温,二者之间相辅相成。华东院在工艺可行的基础上,进一步进行设备、管道校核,完成施工图。

改造后,原油换热终温可达到297 ℃,加热炉燃料消耗量[m( 标准油) /m( 原油) ]下降0. 8 kg/ t,满负荷加工条件下可节约能量( 折合为标准油) 4 264 t/a。

2改造方案

2. 1换热网络现状

长庆石化公司500万t/a常减压装置采用初馏塔、常压塔和减压塔3塔流程,装置的换热网络可大致分为脱前原油、脱后原油和初底油3段。 三段换热网络结构和模拟结果如图1至图3所示。装置的换热网络整体流程如图4所示。

从三段换热网络的换热终温来看,第三段初底油换热的最高终温为286 ℃,比设计值( 292 ℃) 低6 ℃。第一、二段换热流程的终温则均比设计值高,说明换热网络中高温位热源过多地用于低温位物料( 原油及脱后原油) 换热,即存在高热低用的能量匹配不合理现象。

现场换热器进出口温度监测数据表明,初底油两路换热流程中均存在换热流程温位匹配不当的情况,即存在初底油与高温热源换热后再与低温热源换热的现象。应考虑进行适当的流程调整,优化换热顺序。同时,初底油的两路换热终温温差较大,为7 ℃,应适当调整两路的初底油流量,平衡换热,降低终温的偏差。

2. 2物流数据计算

通过流程模拟软件进行常减压塔及换热网络的模拟,然后将相关流股数据提出,导入Heat - int软件,得到如图5所示的内容。

在软件界面中,阴影部分为热流股信息,非阴影部分为冷流股信息。其中,Name为流股名称,例如CYX代表常一线,CZ代表常渣; TS为流股的初始温度,单位为℃; TT为流股的目标温度, 单位为℃; DH为流股的焓变,单位为kW; CP为热容流率,单位为kW/℃; HTC为传热系数,单位为kW/( m2·℃) ; DT为最小温差,单位为℃。

2. 3换热网络的网格图

Heat - int软件采用的换热网络网格图如图6所示。由图6可以简洁地看出换热网络的结构情况。

2. 4夹点分析( 用于能耗评估)

由图7中的组成曲线可以看出,以换热最小温差20 ℃为准,其原油预热终温的理论最高温度可达298.0 ℃,考虑热损失后装置的换热终温为297. 6 ℃ ,而装置当前的换热终温只有283. 0 ℃ 。 从理论分析可以看出,装置用能与理论最小能耗间存在很大距离,有很大节能降耗空间。

2. 5软件的优化算法( 用于改造换热网络)

软件采用模拟退火算法( 简称SA算法,下同) 。SA算法是一种通用且基于概率的全局优化算法,适用于在大范围内搜索空间里有效且接近全局的最优点。SA算法通常用于当优化算法( 基于梯度) 失效时的优化问题,例如非凸问题、 非连续性问题及不可微问题［5］。

SA算法的最大优点是可有效地跳出局部最优局限。这是由于在搜索过程中算法不但接受改善目标函数的候选解,也同样接受目标函数的恶化解。接受恶化解的概率受解目标函数与当前目标函数之间的差别影响。差别越小,此解被接受的可能性越大。概率同时与当前搜索状态相关。如果搜索处于优化初期,则接受较差新解的可能性则很大。所以在初期,优化搜索表现为单纯随机搜索。当进一步优化时,接受恶化解的可能性降低。当搜索过程接近结束时,只有当目标函数改善时,候选解才会被接受。这时优化过程相当于下降法。

在用户设定的限制条件下,Heat - int软件通过SA算法,在大范围搜索空间中找出有效且接近全局的最优换热网络改造方案。优化自由度包括增加新换热器、改变现有换热器的位置、改变物流分流率、增加现有换热器面积、增加物流分流装置等。这种设计方法可根据实际情况增加换热网络改造的各种约束,如最多允许新换热器个数、最多允许改变位置的换热器个数、不能增加换热器的位置等,以确保换热器设计和改造切实可行［6］。

2. 6优化方案

2. 6. 1新增换热面积

替换常二线( Ⅱ) /原油换热器( E 1009) 1台。替换初底油/ 减渣( Ⅱ) 换热器( E 1024 A, B) 2台。在原有基础上新增常三线( Ⅰ) / 初底油换热器( E 1025) 1台,新增2台换热器( E 1003 A,B) 。换热设备所需增加面积如表1所列。换热器摆放顺序如表2所列。

2. 6. 2换热器位置调整

调整初底油的换热流程,将初底油/减渣( Ⅱ) 换热器( E 1024 A,B) 和常三线( Ⅰ) /初底油换热器( E 1025) 移至减三中( Ⅰ) /初底油换热器( E 1027) 之后。将常四线( Ⅰ) /初底油换热器( E 1028) 与常二中( Ⅰ) /初底油换热器( E 1029) 交换位置,使初底油的两路换热均由低温到高温热流顺序换热,同时调整初底油两路换热流程的初底油流量,增加E 1030换热器所在初底油换热通路中的流量,降低初底油两路换热终温的温差。换热器位置调整情况如图8和图9所示。

3改造效果

长庆石化公司500万t/a常减压装置换热网络优化改造项目自2012年10月施工结束后,投用至今运行正常,投用后换热终温明显提高,达到了减少加热炉燃料使用、降低能耗的目的。

3. 1换热终温变化

换热网络优化改造前( 2009年8月至2011年8月) ,常减压装置换热终温平均值为283 ℃, 远达不到设计值。改造后换热终温明显升高, 2011年10月至2012年1月,换热终温平均值为297 ℃ ,比原设计温度最高值提高5 ℃ ,比改造前的实际平均值提高14 ℃。改造前后换热终温变化趋势如图10所示。

3. 2能耗变化情况

换热网络改造前后( 2011年1月至2012年1月) ,常减压装置加热炉的燃料消耗情况如表3所列。

根据常减压装置流量计的统计结果,换热网络改造后常减压装置的累计燃料单耗[m( 标准油) /m( 原油) ]为7. 57 kg/t,改造前( 2011年1月至7月) 装置的累计燃料单耗为8. 37 kg/t,下降了0. 80 kg/t。加工量按533万t/a计算( 2010年全年) ,能量节约量( 标准油) 为4 264 t/a。

4结论

通过采用先进的优化算法对装置进行换热网络改造,脱后原油的换热终温明显升高, 比调整前提高14 ℃ ,可使装置的燃料单耗降低0. 8 kg/t。

摘要：为提高原油的换热终温,中国石油长庆石化公司通过模拟计算,采用夹点技术对500万t/a常减压蒸馏装置换热网络进行了节能技术改造。主要改造内容是调整换热网络和新增换热面积。与改造前相比,改造后原油的换热终温达到297℃,提高了14℃;加热炉燃料单耗[m(标准油)/m(原油)]下降了0.8 kg/t。