减压蒸馏塔（共7篇）
减压蒸馏塔 篇1
1 引言
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.
[4]汪学军, 徐莉, 汪培文.原油常减压蒸馏装置的模拟[J].化学工程师, 2003, 97 (4) :18-20.
减压蒸馏塔 篇2
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.
减压蒸馏装置简化改进 篇3
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
常减压蒸馏装置减压深拔的研究 篇4
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
苯抽提蒸馏塔波动原因及解决措施 篇5
1 苯抽提装置工艺简介
1.1 抽提蒸馏工艺原理
抽提蒸馏分离芳烃工艺是利用选择性溶剂从富含芳烃的窄馏分中直接提取某种高纯度芳烃。原料首先进行预分馏, 切除轻、重组分, 留下中心馏分送去抽提蒸馏。在抽提蒸馏过程中, 通过加入选择性溶剂, 提高目的芳烃和其他组分间的相对挥发度, 从而使精馏分离成为可能。溶剂和原料馏分在抽提蒸馏塔接触形成气液两相, 由于溶剂与芳烃的作用力更强, 使非芳烃富集于气相, 由塔顶排出;芳烃组分富集于液相并被提纯, 由塔底排出。富集芳烃的液相进入溶剂回收塔, 在塔内进行芳烃与溶剂的分离, 贫溶剂循环使用。
1.2 工艺流程
苯抽提装置由预分馏、抽提蒸馏、苯回收、溶剂再生罐等部分组成。工艺流程为:从界区来的裂解加氢汽油进入预分馏塔 (B-T-01) 进行分离, 塔底采出的C7+馏分, 由泵输送到罐区, 塔顶的C6馏分经缓冲罐 (B-V-02) , 由泵送入抽提蒸馏塔 (BT-02) 。以环丁砜和助溶剂为抽提溶剂, C6馏分经过抽提蒸馏把其中的苯和非芳烃分离开, 塔顶得到副产品非芳烃;塔底富含苯的富溶剂进入回收塔 (B-T-03) , 经减压蒸馏, 塔顶得到的苯进入白土塔脱除痕量烯烃后, 送入苯产品检验罐。溶剂回收塔底的贫溶剂一部分直接返回抽提蒸馏塔循环使用, 小部分到溶剂再生罐 (B-V-06) 进行再生。
苯抽提装置的原料为乙烯装置的副产品裂解加氢汽油。苯抽提装置利用环丁砜作溶剂, 在助溶剂的配合下, 将苯从裂解加氢汽油中分离出来, 生产的苯符合GB3405-89中石油苯优级品的要求。
2 影响抽提蒸馏操作的因素分析及措施
2.1 影响抽提蒸馏塔操作的因素分析
2.1.1 温度的影响
随着温度升高, 溶剂的选择性降低, 不利于分离;但温度升高, 溶剂溶解能力提高, 单液相区变大, 有利于避免液液相分离, 操作稳定。
2.1.2 压力的影响
提高系统压力, 对待分离组分相对挥发度影响不大, 但抽提蒸馏塔容易产生两个液相, 不利于稳定操作。
2.1.3 溶剂比的影响
提高溶剂比, 抽提蒸馏塔塔板上的溶剂浓度提高, 不仅提高了溶剂的选择性;同时有利于避免液液相分离, 使操作更稳定。但过大的溶剂比不仅增加了过程能耗, 同时液相负荷过大, 也容易造成液泛。
2.1.4 回流量的影响
抽提蒸馏塔顶回流的作用是回收溶剂, 由于溶-剂与待分离组分沸点差较大, 一般回流比较小。与普通精馏不同, 提高抽提蒸馏回流比不利于原料组分的分离。这是因为回流比提高后, 降低了溶剂浓度, 不仅使溶剂选择性降低, 而且容易产生液液两相, 使操作不稳定。因此在有效回收溶剂的前提下, 应尽量维持小回流比。
2.1.5 助溶剂含量的影响
当回收塔操作压力一定时, 贫溶剂中苯含量是由助溶剂含量和塔底的操作温度决定的, 因受环丁砜热分解所限制, 操作温度一般应控制低于180℃。因此, 贫溶剂中苯含量主要靠助溶剂含量进行调节。当回收塔底常压操作、溶剂比为4.1时, 不同助溶剂含量对抽提蒸馏结果的影响见表1。
由表1可见, 回收塔在常压下操作, 并保持苯的纯度 (质量分数) 不低于99.95%的条件下, 随着助溶剂含量 (质量分数) 的增加, 回收塔塔底的操作温度可以适当降低, 而苯的回收率 (基于抽提进料) 逐渐增加, 助溶剂含量由5%增至19%时, 苯回收率由91.2%迅速提高到99.5%。由表1也可看出, 过度增加助溶剂含量, 对进一步提高收率无明显作用, 相反会降低苯的纯度。因此, 适宜的助溶剂含量为10%~18%。
2.2 抽提蒸馏塔存在问题分析
2.2.1 塔顶温度低
抽提蒸馏塔塔顶温度设计为102℃ (压力130k Pa时) , 在实际运行过程中, 抽提蒸馏塔塔顶温度一直控制在95℃, 如果温度升高, 则塔顶非芳烃组分中的溶剂含量超标, 非芳烃中苯含量升高。
2.2.2 塔釜短时间内无液位
抽提蒸馏塔在高负荷 (设计负荷的90%以上) 的情况下, 经常会出现液泛现象。主要表现为:短时间内塔的液位急剧降低 (10~20min内液位从60%降至0) , 塔压差快速升高, 塔的中部温度降低。
2.2.3 负荷提不上去
抽提蒸馏塔的设计进料负荷为8065kg/h。装置开车后一年多来, 抽提蒸馏塔的进料负荷小于7000kg/h时, 塔运行非常稳定;当进料负荷达到7500kg/h时, 塔运行不稳定, 经常出现液泛现象。
2.2.4 非芳烃中苯含量高
抽提蒸馏塔塔顶非芳烃组分中的苯含量设计为0.74%, 实际生产过程中, 抽提蒸馏塔塔顶非芳烃组分中的苯含量为3%~5%。
2.3 稳定抽提蒸馏塔操作的措施
2.3.1 提高C6和溶剂进料温度
在抽提蒸馏过程中, 由于塔身较高 (62m) , 塔底气相组分在上升过程中所受阻力较大, 芳烃与溶剂溶解的过程中又存在相变过程。适当提高温度, 有利于塔中部的热量平衡。我们将C6进料温度由91℃逐步提高到100℃, 溶剂进料温度由118℃逐步提高到123℃。
2.3.2 降低塔顶回流量
在保证塔顶溶剂含量不超标的前提下, 逐步降低回流量, 一方面降低了塔的热负荷, 另一方面避免在塔盘上形成两个液相。塔顶回流量也由设计值1340kg/h逐步降至800kg/h。
2.3.3 调整溶剂比
根据苯产品、非芳烃产品的纯度以及塔的稳定情况, 调整合适的溶剂比。通过摸索, 抽提蒸馏塔溶剂比控制在4.3~4.5较合适。
2.3.4 调整溶剂中助溶剂的含量
溶剂中合适的助溶剂含量不但能降低非芳烃中的苯含量, 提高苯的收率;同时, 还能改善溶剂的选择性, 有利于塔的稳定。溶剂中助溶剂的含量一般控制为10%~15%。
2.3.5 增加保温装置
在C6和溶剂进料管线、回流管线增加保温装置, 防止因外界温度的大幅变化打破塔内热量的平衡, 造成塔的不稳定。
2.3.6 改造塔顶压力控制系统
塔顶压力控制设计为放火炬和补氮气分程控制。放火炬管线上有一个折弯, 环境温度较低时, 此处易造成积液, 导致塔压控制不稳, 我们对此处管线进行了改造, 并增加了保温设施, 避免了积液现象。
3 结论
采取以上措施后, 抽提蒸馏塔进料负荷长期稳定在7500kg/h左右, 塔运行稳定, 液泛现象很少发生。苯产品纯度由99.2%左右提高到99.8%, 完全达到国家优级品质量标准, 副产品非芳烃中苯含量逐步下降, 基本控制在2%左右。
摘要：介绍了环丁砜抽提蒸馏分离苯装置的工艺流程, 分析了温度、压力、溶剂比、回流量、助溶剂含量对苯抽提蒸馏塔操作的影响, 并针对其存在的问题提出相应的改进措施。改进后, 抽提蒸馏塔运行稳定, 在高负荷下易出现液泛的现象得到控制, 苯产品纯度达到99.8%。
MTBE装置催化蒸馏塔的优化 篇6
1 催化蒸馏塔的介绍
从反应器来的气、液两相进入催化蒸馏塔下塔, 该塔装有35层浮阀塔盘, 通过气、液相分馏MTBE从塔底馏出, 剩余物料由塔顶气相线直接进入蒸馏塔的上塔, 该塔分为两段, 上面为精馏段, 采用350Y规整添料, 塔下部装有10层催化剂的反应段。反应段中剩余的异丁烯与甲醇继续和甲醇反应生成MTBE, MTBE不断分离, 然后用中间泵送到下塔进行气液相分馏, 从而提高反应深度, 以便得到更高的转化, 在上塔甲醇与未反C4形成共沸物, 从塔顶馏出, 经塔顶冷凝, 冷凝液进入回流罐, 一部分做回流, 一部分做下一个塔的进料。
2 对原料的要求
(1) 合适的醇烯比一般选择在1.05～1.1之间, 若醇烯比过大会造成能源的浪费和产品的分离困难, 能量浪费表现到在回收甲醇上, 造成分离困难的原因是原料中甲醇含量一定不能大于和碳四形成共沸物的量, 假设共沸蒸馏塔的操作压力0.6MPa, 此时甲醇在C4中的最大浓度为7.41%, 若大于这一浓度, 剩余甲醇就会落入塔底, 造成MTBE质量不合格, 若醇烯比过小, 一是甲醇满足不了反应需要量造成异丁烯自聚, 二是造成异丁烯转化率不足。
(2) 原料中C5含量越低越好, 目前我厂混合C4中C5含在0～5%范围波动, C5越大, 对操作影响越大, 若操作不当, 就会把大量C5带入未反C4中, 过量的C5会堵塞催化剂孔径, 并造成床层温度高。
(3) 我装置设计原料中碱性离子不大于5ppm, 原料C4碱性阳离子越小越好, 因为碱性阳离子会导致催化剂失活, 由于C4原料来自于液化气, 如果液化气大量带水, 携带大量阳离子会严重影响催化剂的使用寿命, 例如, 前一段时间本装置由于液化气大量带水带碱性阳离子而使催化剂失活。
(4) 原料甲醇含水量设计值为不大于0.1%, 而从原料化验结果看含水量在0～1%之间, 由于甲醇含水量过大会降低异丁烯的转化率, 同时, 降低了M T B E的收率, 所以一定要控制甲醇的含水量。
3 回流量选择
稳定回流量是保持全塔液相负菏和取走热量的主要手段, 是控制C 4。甲醇在MTBE中含量的重要方法。回流量选择由两个因素决定;一是由塔的分馏效率的需要来决定;二是催化反应因素决定。我厂异丁烯含量在13%～18%之间波动, 根据催化蒸馏塔的设计原理, 当异丁烯含量<20%时, 效果最好, 我厂异丁烯含量符合要求, 当异丁烯含量低时, 选择较低的回流量, 当异丁烯含量高时选择较高的回流量, 一般我装置控制回流量在 (5000kg/h～5500kg/h) , 过大的回流量不仅造成能源浪费, 而且大的内回流会造成催化剂的孔径堵塞, 过小的回流量不仅会造成干板, 而且会完不成生产任务, 异常操作情况下, 若塔底液位过低或床层温度高时可加大回流量。
4 温度的选择
(1) 进料温度选择在泡点温度进料最好, 由于物料泡点温度受其塔压力的影响, 压力高, 泡点高, 转化率高, 但能耗也增加了, 反之, 压力低, 泡点低, 转化率相应降低了, 不合算。催化蒸馏塔的进料设计温度为66度我装置一般控制塔顶压力为0.5 M P a～0.6MPa, 在其范围内, 物料的进料温度为53±2℃最好, 很明显当塔顶压力降低后, 所需的进料温度也降低了。
(2) 塔底温度:稳定塔底温度是保持全塔汽相负菏和供热的重要手段, 是控制MTBE纯度的重要方法, 我装置催化蒸馏塔设计温度为128°～135°, 塔底温度由塔底蒸汽供给, 结合生产实际, 当塔顶压力为0.6MPa时, 塔底温度至少在130°以上产品才能合格, 此时塔底蒸汽量至少为2.3t/h～2.5t/h而现在当塔压力降到0.55MPa时, 塔底温底控制在127°C以上, 产品质量就能合格, 此时塔底蒸汽量在2.1t/h～2.3t/h, 达到节能降耗的目的, 合适的塔底温度是很重要的, 因为塔底温度过高, 有可能造成未反C 4中含有大量的C5, 若温度过低, 会使异丁烯转化率降低, 控制好保证C 5进入MTBE中, 又满足产品质量合格的要求。
(3) 床层温度:本装置床层温度一般控制在55°C～70°C为好, 低于55°C反应效果不好, 高于70°C有可能烧坏催化剂。
(4) 顶温:本装置催化蒸馏塔顶温度控制在55°C～60°C, 当顶压为0.55MPa时, 越接近55C越好。
5 压力的选择
催化蒸馏塔在一定的压力下, 一方面反应, 另一方面将MTBE和C4.甲醇分离, 稳定塔压是操作的关鍵。塔压一般不做调节质量的手段, 催化蒸馏塔设计压力为0.65MPa～0.75MPa, 根据生产情況来看, 对于含C 5的C 4原料塔压一般选择为05MPa～0.6MPa为好。对于混相床来说, 塔压力的控制受两个因素的影响。一是产品分离的因素, 另一个是醚化反应的因素, 压力高, 反应速度快, 床温高, 转化率高, 所以催化剂蒸馏塔的压力选择必须满足反应所需的温度, 但压力越高, 共沸物中甲醇的含量越多, 对产品纯度不利, 而且能耗高。当原料中C5含量高时, 采用低压操作, 就会不影响转化率。本装置刚开工时压力控制在0.6MPa, 而现在只要0.55MPa就可以了。
6 结语
把好原料质量关是生产中的关键, 第一是降低混合C4中的C5, 因此稳定塔的操作就很重要, 严格控制液化气中C 5不超标是保证后路操作稳定的前提, 第二在精制系统设一套水洗和干燥单元降低原料中的含碱和含水, 对于精制操作人员来说, 精制部分一定要平稳操作, 以免流量大副度波动造成液化气携带碱和水到后路。同时气分装置要及时脱水。当混合C4中含大量的C5时, 就要按以上的措施相应处理了。
参考文献
减压蒸馏塔 篇7
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.