减压装置的工艺优化

减压装置的工艺优化（共7篇）

减压装置的工艺优化 篇1

摘要：目前我国石油工业在常减压蒸馏领域已经取得了相当成熟的技术, 很多新技术新设备广泛应用在石油常减压蒸馏装置生产中, 其综合能耗普遍降低, 装置的技术含量和技术水平逐年提高, 但是同国外相比还存在一定的差距。中国的石油工业面临着资源、环境、能源的严峻挑战, 科技进步和高新技术对加快石油工业发展、产业和产品结构调整起着越来越重要的推动作用。通过优化原油进料配比;提高减压塔顶真空度;增加减压塔底吹气量;提高减压炉出温度;降低减三线热返量;调整减压塔中段回流比等方法, 增加常减压装置蜡油收率。

关键词：减压塔,蜡油,收率

能源短缺问题随着世界人口的不断增长以及工业化的持续发展变得越来越严重。我国是一个能源消耗的大国, 我国的能源消耗主要集中在工业部门。随着能源成本的不断增大, 工业节能降耗已经是大势所趋, 石油化工是用能大户, 而炼油厂常减压蒸馏装置是其中耗能最大的, 约占整个炼油厂的20%-30%。近年来炼油工业随着国际石油危机的加剧发展也越来越迅速。近20年来, 虽然我国的炼油企业的节能工作取得了很大的成绩, 不少装置的能耗已经接近世界先进水平, 但是从整个炼油厂来看, 单位原油加工量的能力还是比世界先进水平高出许多。由于常减压装置消耗能量约占炼油厂总用能的25%-30%, 已成为炼油厂中消耗量最大的装置, 因此, 我国各炼油厂对常减压装置进行以降低能耗为中心的技术改造就显得十分必要。详细介绍了适用于常减压装置节能的新工艺、新设备以及优化操作。工艺方面主要有采用过滤脱盐新技术对原油进行深度脱盐、采用强化蒸馏新工艺提高原油蒸馏拔出率、优化产出、增产柴油;设备方面主要使用规整填料和新型塔板改善分馏塔分馏效率、使用新型燃烧器提高加热炉效率、使用新型换热器提高热回收率、采用变频技术降低装置电耗;优化操作方面主要有利用计算机进行监控与管理和改善操作条件。最后对国内原油常减压装置节能改造提出了一些建议, 以供炼油企业在进行原油常减压装置改造时参考。

1 概述

大型炼油厂以及石油化工企业的首要生产环节就是原油常减压蒸馏过程, 其装置是一个非常庞杂的系统, 并且投资巨大。在常减压蒸馏装置中, 进来的原油需要大量的热量来加热, 而出来的产品温度又偏高, 不便于储运, 需要把这些产品冷却到一定的温度, 这又需要大量的冷量。因此, 合理的设计一个工艺流程方案来匹配冷热负荷, 用温度较高的产品去加热进入系统的温度较低的原料油, 对于炼油厂节能也是非常重要的, 不仅如此, 一个工艺流程方案是否合理, 直接影响着这个炼油厂的耗能大小, 一个最佳的工艺流程方案的提出是至关重要的。常减压是炼油厂中一个核心部分。随着小型炼油企业所炼原油的重质化和劣质化, 不仅环保问题愈加突出, 降低能耗, 提高经济效益也势在必行。

2 技改问题

原油的重质化和劣质化, 使常虹炼油厂减压装置存在蜡油拔出率低、蜡油残炭偏低问题, 使下游的催化装置原料蜡油不足、质量不高。

3 技改措施

(1) 优化原油进料。当两种性质不同的原油混合后进行常减压蒸馏时, 混合比例对蜡油拔出率有重要影响。在适当的混合比例下, 有可能使蜡油拔出率高于一种原油单独加工时的蜡油拔出率, 也有可能使蜡油拔出率低于一种原油单独加工时的蜡油拔出率。根据油品性质, 合理调配掺炼原油比例。 (2) 提高减压塔塔顶真空度, 适当提高塔底吹气量。减压塔二级抽真空器在保留原来蒸汽喷射泵的基础上, 新增加一台机械抽真空泵。减压塔顶真空度由原来的-92Kpa, 提高到目前的-94Kpa, 塔底吹气量由1.5t/h提高到2.5t/h。减压塔底吹入过热蒸汽可以降低减压塔内油气分压, 使之在较低温度下汽化, 更多的蜡油组分得以分离, 蜡油收率增加。 (3) 提高减压炉出温度, 提高重组分气化率。减压炉炉出温度由380±2℃提高到380-385℃, 温度的提高可以提高油品的气化率, 使更多的蜡油组分从渣油中分离出来。 (4) 降低减三热返量, 调整中段回流比。搞好产品的分布及中段回流取热比例, 不使塔内局部塔板压降过高, 使气化段真空度更高, 从而增加蜡油收率, 搞好减压塔的分馏效果, 使更重的组分从渣油中分离出来, 提高蜡油收率。减三热返量由15/h调整为5t/h, 减二、减三冷返量根据加工油品不同及时调整, 合理平衡塔内负荷, 由于内回流的减少及中段回流使产品蒸汽在上升过程中很快减少, 可有效降低减压塔压降, 保证蜡油抽出量的最大化。

通过这些技术措施, 使更多的蜡油组分从渣油中分离出来, 提高了减压蜡油收率, 同时控制蜡油残炭在合理的指标范围内, 为解决公司蜡油量不足、提高目的产品收率提供了保障。

4 结论

通过优化原油进料配比、提高减压塔顶真空度、提高减压塔底吹气量、提高减压炉炉出温度、降低减三热返量等措施使减压装置蜡油收率有了一定幅度提高, 较好地解决了废料排放问题, 生产出更多清洁型燃料, 既增加经济效益, 又增加了社会效益。

参考文献

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[2]焦勇华.100万吨/年常减压-氧化沥青装置节能减排控制研究[J].中国高新技术企业, 2008 (11) .

[3]宋景平, 曹阳, 房槐, 闫沛仁, 杨克.规整填料在5Mt/a常减压装置减压塔提馏段中的应用[J].石化技术与应用, 2007 (04) .

[4]严錞, 杨伯极, 刘绍叶, 黄宇梁.常减压蒸馏装置节能技术的发展与展望[J].石油学报 (石油加工) , 1985 (04) .

某常减压装置换热网络优化 篇2

提升换热网络能量回收水平的改造, 都是利用夹点技术, 对换热网络进行调整, 提升原油进常压炉的温度, 以降低装置能耗。但利用夹点技术对换热网络进行改造, 所涉及物流较多, 改造起来难度较大。鉴于此, 某炼油厂对提升换热网络能量回收水平进行研究, 从系统的角度出发, 保持原油换热后温度不变, 通过提升常减压装置换热网络水平, 降低全厂能耗, 经济效益显著[1]。

1概况

1.1全厂和常减压装置

炼油厂共有5套装置, 分别为常减压、催化裂化、焦化、气分及MTBE和加氢精制装置, 各装置之间并未实现热联合;常减压装置采用原油换热→电脱盐→原油换热→闪蒸塔→闪蒸底油换热→常压炉→常压蒸馏→减压蒸馏工艺路线。常压塔设置1个塔顶抽出, 3个侧线抽出, 2个中段回流, 常顶油气和侧线换热后进罐区, 中段回流换热后回塔, 常压渣油进减压塔;减压塔设置1个塔顶抽出, 3个侧线抽出及回流, 其中, 减顶油并入减一线换热后进罐区, 减二和减三线进换热网络换热后, 部分回塔, 部分继续换热后进罐区, 减渣油换热后进入罐区。

1.2换热网络

该常减压装置分为电脱盐前换热网络、电脱盐后换热网络和闪蒸后换热网络, 其中电脱盐前、后换热网络流程如图1、图2所示。

工艺物流质量流率数据见表1。原油在以上2个换热网络中均按0.5∶0.5分成2股进行换热。

电脱盐前和电脱盐后换热网络工艺物流换热数据见表2和表3。

2优化措施

常减压换热网络常规优化方法为利用“夹点技术”对换热网络进行调优, 调整工艺物流换热顺序以提高换热终温。该方法节能效果明显, 一般可提高换热终温3~8℃, 但涉及到的换热顺序调整较多, 在实际工程改造中工作量较大。

由该换热网络特点可知, 原油与产品及侧线换热温差较大, 且换热器均存在一定的余量;因此, 本优化方案提出一种新的优化措施, 即省出一些热流股, 作为其他装置的热源, 或另作他用[2]。

2.1电脱盐前换热网络

优化方案为:原油经过E-101后按0.6∶0.4比例分成2股, 0.6流股进E-102、E-103、E-104, 0.4股进E-105、E-106、E-107, 换热后混合, 再进电脱盐工序;常一线先进E-103, 再进E-102, 进口温度205℃, 出E-103温度196℃, 出E-102温度114℃, 省出常三线 (2) 留作他用;减一线先进E-106, 再进E-105, 进口温度163℃, 出E-106温度131℃, 出E-105温度99℃;减二线进E-107, 进口温度138℃, 出口温度117℃, 省出减三线, 留作他用。工艺流程见图3, 工艺物流换热数据见表4。

新方案如下:原油经E-102、E-103、E-104后换热终温为130℃, 经E-105、E-106、E-107后换热终温为100℃, 2个流股混合后, 进入电脱盐装置的温度为122℃, 虽然比原温度133℃低, 但满足了电脱盐工艺要求。

2.2电脱盐后换热网络

优化方案为:原油经过电脱盐后按0.52∶0.48比例分成2股, 0.52流股进E-108、E-114、E-110、E-111, 0.48股进E-112、E-113、E-115、E-109, 换热后混合, 再进闪蒸塔;减二减一中线先进E-114, 再进E-108, 进E-114温度286℃, 出E-114温度156℃, 出E-108温度138℃;常二中线流程不变, 即先进E-110, 再进E-113, 但参数变化, 进口温度339℃, 出E-110温度252℃, 出E-113温度193℃;常三线 (1) 流程不变, 出口温度仍为238℃;常一中线流程不变, 出口温度变为190℃;减渣线 (3) 进E-115, 进口温度249℃, 出口温度221℃, 不进E-108, 留作他用。工艺流程见图4, 工艺物流换热数据见表5。

新方案如下:原油经E-108、E-114、E-110、E-111后换热终温为220℃, 经E-112、E-113、E-115、E-109后换热终温为220℃, 2个流股混合后, 温度为220℃, 和原工艺温度相同, 满足工艺要求。

3节能效果

通过换热优化, 共省出3股工艺物流, 分别为减渣线 (4) 、减三线和常三线 (2) , 省出的工艺物流热负荷可以作为气分及MTBE装置的再沸器热源, 进行装置之间的热联合改进。当前气分及MTBE装置精馏塔再沸器温度均较低, 最高不超过110℃, 用低压蒸汽作热源。用此3股工艺物流作再沸器热源, 换热后工艺物流温度最低可降至130℃, 共提供3783 k W的热量, 正好可替换掉气分及MTBE装置的低压蒸汽, 共节省低压蒸汽6.0 t/h, 年可节约蒸汽费用1000万元左右。

4结论

常减压装置是炼油厂的用能大户, 换热网络的能量回收水平是影响全厂能耗的关键。该设计通过对其特点的分析, 结合实际换热过程, 优化了换热流程, 使其在电脱盐后换热终温保持220℃不变的情况下, 节省了气分及MTBE装置的精馏塔再沸器低压蒸汽, 达到了很好的节能减排效果。

摘要：从整个系统的角度出发对常减压装置换热网络进行优化, 在保持换热终温不变的基础上, 省出常减压换热网络的工艺物流, 用作其他装置热源, 进行和其他装置的热联合改进。结果表明, 该方法节能效果十分明显, 改造后可节约其他装置蒸汽消耗6.0 t/h, 且涉及到的调整较小, 在工程上更易实现。因此, 采用系统分析方法, 可以很好地降低全厂的能耗。

关键词：常减压,换热网络,热联合

参考文献

[1]张俊峰.常减压换热网络的优化改进和优化控制[J].节能技术, 2010, 28 (6) :581-522.

减压装置的工艺优化 篇3

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) .

减压装置的工艺优化 篇4

初馏塔是石油炼化中最重要的设备之一[5], 它是石油转化为下游产品的关键设备, 初馏塔的设计决定了石油转化后的成分和转化效率。塔设备技术的发展大大促进了石油化工工业的发展, 满足了社会发展的需要, 促进了人类文明的进步。

1 工艺流程描述

原油从石油管道出来后, 温度为45℃, 压力为2.1MPa, 进入E104AB和E105AB换热器进行预热, 温度达到75℃。分两部分各依次进入多个换热器, 一部分经过E1101A-D、E1102AB、E1103AB、E1104AB 4个换热器, 另一部分经过E1201A-D、E1202AB、E1203AB、E1204AB、E1205A-C 5个换热器, 两部分温度都达到145℃。然后同时进入电脱盐碱反应器R1203AB中进行脱盐操作, 脱盐后分两部分进入换热器中继续进行升温操作, 各进入5个换热器, 温度均达到230℃, 压力为0.3MPa。

温度为230℃, 压力为0.3MPa的原油进入初馏塔T101进行精馏操作, 塔底油分由初底油泵抽出后, 再通过换热器升温后进入常压加热炉F101生成轻油。

中间油分被初侧油泵P107抽出后, 温度达到156℃, 压力为0.5MPa;再进入常一中返塔T102继续进行精馏操作。

塔顶油分进入初顶空冷器E101A-F冷却后, 温度降为60℃, 再进行冷却操作后直接进入初顶产品罐生成产品。部分进入初顶回流泵, 再返回初馏塔进行精馏操作, 以保证塔顶产品的纯度。

2 工艺计算

2.1 设计条件

T=230℃, P=0.3MPa, 处理量q=312500kg/h, 进料为原油, 出料为拔头油、石脑油和拔头原油。

2.2 物料计算

物料平衡可由同一原油, 同一产品方案的相同装置的初馏塔的生产数据确定, 确定后列出物料平衡表。

3 确定塔顶温度、抽出线温度和估计塔底温度

3.1 塔顶温度

塔顶温度为塔顶产品在其油气分压下平衡蒸发100%的温度。且当塔顶的不凝气量很少 (如原油常减压蒸馏装置的初馏塔、常压塔、减压塔) 时, 可近似认为不凝气的分压对塔顶温度没有影响。但所确定的温度较实际塔顶温度约低3%, 可将所得的塔顶温度乘以系数1.03作为实际塔顶温度。

拔头油在其油气分压下平衡蒸发100%的温度是116.5℃, 则确定实际塔顶温度为120℃。

3.2 抽出线温度

一般来说, 侧线抽出口温度为油品的终馏点温度, 即干点温度。石脑油的干点温度为149℃, 考虑到原油的品质和成分波动, 则实际抽出口温度比油品干点温度略高, 以保证石脑油的全部馏出, 确定实际侧线抽出口温度为156℃。

3.3 塔底温度

为保证原油的稳定性, 保证原油在经过初馏塔除去拔头油后, 塔底的拔头原油稳定的进入常压塔进行精馏。所以塔底温度比进料温度略低一点, 进料温度为230℃, 取塔底温度为226℃。

4 决定塔板数、塔顶压力和塔板压力降

4.1 由于原油是由各种沸点不同的碳氢化合物组成的极其复杂的液体混合物, 同时原油蒸馏所得产品精度要求也较低, 因此关于回流比、最小塔板数等的计算还仅限于经验。设计塔板数时可根据国内大型炼油厂的推荐使用塔板数[7]确定初馏塔的塔板数。

所确定的各油段塔板数如下:

拔头油—石脑油段:12层

原料油—侧线出油段:6层

塔底汽提段:4层

所以全塔的塔板数为22层。经计算塔的有效高度为27.974m

4.2 决定塔顶压力

取塔顶产品罐压力为0.008MPa。塔顶采用二段冷凝冷却流程, 取塔顶空冷器压力降为0.01MPa;使用一个管壳式冷凝冷却器, 壳程压力降为0.012MPa (包括管线) 。所以塔顶压力为:0.008+0.01+0.012=0.03MPa

4.3 决定塔板压力降

采用浮阀塔版, 每快塔板的压力降取为4毫米汞柱, 这样侧线抽出层和进出口的压力即可决定如下:

塔顶压力0.03MPa

侧线抽出塔板上压力0.5MPa

原油进口塔板上压力0.3MPa

塔底出口压力2.2MPa

3结语

本设计对原油炼化的初馏塔进行了工艺设计。由设计条件中设计温度230℃, 设计压力0.25MPa, 风压539Pa, 地震设防烈度7度, 场地类别Ⅱ, 超声波探伤100% (焊缝系数为0.85) 等参数对初馏塔进行了设计。本设计选取了板式塔中的浮阀塔, 塔高为27.9m, 塔径为2.6m, 名义壁厚为14mm。

摘要：石油被广泛运用于交通运输、石化等各行各业, 被称为经济乃至整个社会的“黑色黄金”、“经济血液”。初馏塔是石油炼化中最重要的设备之一, 它是石油转化为下游产品的关键设备。初馏塔的设计决定了石油转化后的成分和转化效率。塔设备技术的发展大大促进了石油化工工业的发展, 满足了社会发展的需要, 促进了人类文明的进步。本文设计的是250万吨常减压初馏塔工艺设计, 初馏塔工艺设计内容主要包括工艺流程简述和工艺计算。

关键词：初馏塔,工艺设计,工艺流程简述,工艺计算

参考文献

[1]李淑培.石油加工工艺学[M].中国石化出版社, 2006, 3:155-175.

减压装置的工艺优化 篇5

关键词：石油生产,常减压装置,能耗特点,优化用能技术

从经济发展的层面来说, 中国改革开放体制的不断深化以及全球经济一体化的共同作用, 世界在向中国打开市场的同时, 国内的市场也进一步呈现竞争激烈的态势。在这一背景下, 在石油资源方面也构成了一个世界性的问题——能源危机。石油资源紧缺的原因有两个方面, 其一是石油产能受限, 随着大多数是由产区进入中后期开发阶段, 新的油藏探勘不理想, 造成了供应的相对疲软。其二是由于工业化发展加剧了石油资源的消耗, 尤其是汽车工业的发展, 是造成市场石油供求紧张的主要原因。

结合现实技术来看, 短期内实现石油资源的代替产品是不现实的, 因此在积极开发新能源的基础上, 还必须提高石油资源的效率, 这其中包括生产环节的能耗节约工作。

1 常减压装置能耗特点分析

石油炼制的过程中需要应用到复杂的工艺, 结合现状来说, 设备的能耗是阻碍企业经济效益提高的关键因素, 也是企业生产成本中所占比例较大的部分。数据显示, 在我国60%左右的炼油厂中, 由于技术、设备、资金等限制, 设备可节能浪费比例超过70%, 占总生产成本的30%左右, 需要引起管理人员的充分重视。

所谓“常减压装置”指的是常压蒸馏和减压蒸馏两部分内容, 从生产工序上说, 包括三个部分, 分别是:常压蒸馏、减压蒸馏和原油脱盐脱水。

不难看出, 生产工序的三个组成部分中长压蒸馏和减压蒸馏都是应用了物理性质, 原油脱盐脱水则利用的是化学性质, 操作程序包括将原油输入蒸馏塔 (经过常压、减压的脱盐、脱水的预处理) , 在热工设备的作用下, 由于原油中不同物质的沸点不同, 就可以从塔顶得到相应的蒸馏成分, 即馏分油;完成必要的收集工作之后, 在针对馏分油进行添加剂处理。很显然, 常压蒸馏和减压蒸馏属于一次加工范畴。

分析表明, 常减压装置的能耗组成中, 电力、燃料、蒸汽三方面所占的别最大, 因此想要实现节能, 就必须从这三个方面入手, 我国目前所采用的常减压装置节能措施, 主要包括降低燃料消耗、节约蒸汽措施、优化工艺流程以及热回收等方式, 由此可以提高设备的节能高效。

2 常减压装置优化用能技术

根据笔者的调查数据以及文献调查, 目前常用且有效的常减压装置优化用能技术主要有以下几种:

第一, 优化装置换热网络。热工设备和热力作用是必不可少的组成部分, 由此对于常减压装置而言, 要注意许多环节的热量交换措施, 尤其在实际的运行中, 必然会出现热量流失的问题, 如果控制不当, 会造成极大的能源浪费。针对常减压装置进行换热网络优化, 可以实现热量的有效回收。在进行对换热网络的设计过程中, 要注意高温热源的多次换热设计, 以确保每次换热的传热温差维持在一个较小的差异度层面。而在当前技术条件下, 国内所采用的热网络优化主要是加垫技术, 可以促使换热网络实现不跨越夹点的换热功能, 减少中间过程量的损失。

第二, 采用高效节能设备。在炼油技术中, 设备的节能型好坏直接影响了最终的成本, 针对主要设备进行节能优化, 可以满足节约资金的要求。其中, 较为明显的是加热炉和换热器装置;加热炉被视为常减压装置的核心装备, 同时也是整个炼油操作中能源消耗最大的装备, 其节能优化的效率提升具有很大发展空间。根据企业自身的经济情况, 可以引入最新技术和最新装置, 对加热炉进行优化, 如实现加热炉热效率的提升或循环余热回收;又如换热器的高效节能化设计, 在常减压蒸馏的过程中需要回收大量的余热, 可以通过高效的冷凝冷却器来实现。

第三, 优化操作条件。在确保装置安全稳定运行的前提下, 对操作条件进行优化, 是实现节能的重要手段。优化操作条件, 包括对现有工艺的改进, 以及操作过程的有效性, 减少不必要的人力资源开支。同时, 在先进节能技术的促进下, 实现立体化、综合化的操作;如对真空技术的应用, 一般来说蒸汽喷射抽空气是常用的设备, 配合正空设备之后, 可以确保装置减顶所需的真空度, 减少能耗以及污水的数量。

3 结语

总而言之, 炼油作为石油产业中一个重要环节, 是能源消耗的关键部位。其中常减压蒸馏装置的能耗问题更加突出, 在整个生产过程中发挥了核心功能作用, 在节能方面存在很大的潜力。随着科学技术在石油产业中的不断应用, 各种节能技术和设备得到了广泛的应用, 炼油企业可以根据实际的需要展开探索和引进, 最终实现经济效益的最大化。

参考文献

[1]张鑫, 韩纪宇, 戴富尧, 李郡.探析常减压装置能耗特点及优化用能技术[J].化工管理, 2015, 10:140.

[2]王敏, 赵东风, 王永强, 张婷婷.常减压装置能耗特点及优化用能技术分析[J].现代化工, 2014, 03:130-133.

[3]段平平, 张建创, 李德禄.常减压节能降耗分析[J].化工管理, 2014, 26:234-235.

[4]王颖华.原油常减压装置节能技术[J].天然气与石油, 2006, 03:59-64+74.

减压装置的工艺优化 篇6

1 基本工况模拟

采用Petro - SIM软件,建立齐鲁4. 0 Mt/a常减压装置模型。模型中原油经换热进入电脱盐罐脱盐后换热到200 ℃后进入初馏塔。

初馏塔从第4 层塔盘进料。塔顶产品为初顶油和初顶不凝气; 初底油经常压炉中加热到353 ℃后进入常压塔。

常压塔共48 层塔盘,从第4 层塔盘进料。塔顶产品为常顶油和常顶不凝气; 常一线从第34 层塔盘抽出; 常二线从第22 层塔盘抽出; 常三线从第12 层塔盘抽出; 常底重油经减压炉加热到365 ℃后进入减压塔。

减压塔设四个侧线,减一线抽出后分两路,一路返塔作为 Ⅱ段洗涤油,另一路经换热后再分两路,一路作减顶回流,另一路出装置; 减二线抽出经换热后分两路,一路返塔作减一中回流,另一路出装置; 减三线抽出后分两路,一路返塔作为Ⅵ 段洗涤油,另一路再分两路,一路返塔作减二中回流,另一路出装置; 减四线和减底渣油均从减压塔抽出后出装置。

齐鲁4. 0 Mt/a常减压装置模拟流程见图1。

2 优化计算

2. 1 模型计算基础

齐鲁4. 0 Mt/a常减压装置按照进料量为520 t/h,沙轻、 扎库姆各占50%进行模拟。优化计算时控制塔操作参数和各侧线质量不变。进料性质及塔操作参数见表1。

2. 2 优化初馏塔汽提蒸汽量

优化前,初馏塔汽提蒸汽量经验值为0. 8 t/h,通过模拟寻找合适的汽提蒸汽量。汽提蒸汽量由0. 1 t/h升至1. 0 t/h进行对比分析。

2. 2. 1 初馏塔汽提蒸汽量对初馏塔影响

随着初馏塔汽提蒸汽量的增大,塔内油气分压降低,同样操作条件下初顶油量升高,初底油量降低; 且初顶油闪点及干点上升。汽提蒸汽量对初馏塔产品影响数据见表2。

2. 2. 2 初馏塔汽提蒸汽量对常压侧线质量影响

随着初馏塔汽提蒸汽量的增大,初底油量减少,初底油变重。由于控制常压塔操作参数不变,且控制各侧线产品干点及95% 点值不变,因此相同操作条件下常二线、常三线闪点升高。侧线质量变化数据见表3。

2. 2. 3 初馏塔汽提蒸汽量对常压轻油流量影响

由于控制常压塔操作参数和侧线质量不变,因此相同操作条件下常压各侧线流量均略有降低。模型中以初顶油、常顶油、常一线、常二线和常三线的流量来反映轻油流量。随着初馏塔汽提蒸汽量的增大,轻质油流量降低,且在汽提蒸汽量为0. 6 t / h后降幅减小。轻质油流量变化趋势见图2。

2. 2. 4 初馏塔汽提蒸汽量对加热炉热负荷影响

随着初馏塔汽提蒸汽量的增大,初底油流量减少,常压炉热负荷减小; 随着初馏塔汽提蒸汽量的增大,常压塔侧线流量呈下降趋势,常压塔底油流量略增,减压炉热负荷增加。现将常压炉与减压炉热负荷值加和以观察总负荷的变化趋势。经模拟,加热炉热负荷值随初馏塔汽提蒸汽量的增加而减小,在汽提蒸汽量为0. 65 t/h后下降趋势减缓。加热炉热负荷变化趋势见图3。

2. 2. 5 初馏塔汽提蒸汽量对总热负荷影响

随着初馏塔汽提蒸汽量的增加,其热负荷也增加,因此须考虑加热炉与汽提蒸汽量总热负荷变化趋势。总热负荷具体变化趋势见图4。由图4 可见,总热负荷在汽提蒸汽量为0. 7 t/h时降至最低,之后逐步增大。

2. 2. 6 确定合理的初馏塔汽提蒸汽量

通过模拟,在控制初馏塔和常压塔产品质量的前提下,初馏塔汽提蒸汽量升高主要对轻油收率有影响,拐点在0. 6 t/h左右; 而其对总热负荷的影响拐点在0. 65 t/h左右。综合考虑,目前本套常减压装置的初馏塔汽提蒸汽量维持在0. 6 t/h, 每小时节约蒸汽0. 2 t,即节约能耗为0. 64 GJ/h。装置进料量为520 t/h,按照1 kg标油=0. 042 GJ进行换算,则节约能耗为0. 029 kg标油/ t。

2. 3 优化常压塔汽提蒸汽量

优化前,常压塔汽提蒸汽量经验值为1. 1 t/h,通过模拟寻找合适的汽提蒸汽量。汽提蒸汽量由0. 3 t/h升至1. 2 t/h进行对比分析。在模拟中控制常压塔操作参数和侧线产品质量不变。

2. 3. 1 常压塔汽提蒸汽量对常压塔侧线质量影响

随着常压塔汽提蒸汽量的增大,常顶油、常一线初馏点上升; 常二线初馏点、闪点上升; 常三线350 ℃馏出量略降。常压侧线质量数据见表4。

2. 3. 2 常压塔汽提蒸汽量对常压塔侧线流量影响

随着常压塔汽提蒸汽量的增大,轻质油收率上升,有效降低了减压炉和减压塔的负荷。当常压塔汽提蒸汽量达0. 7 t/h常压塔侧线流量上升趋势减缓。具体变化趋势见图5。

2. 3. 3 常压塔汽提蒸汽量对总热负荷影响

随着常压塔汽提蒸汽量的增大减压炉热负荷降低,而汽提蒸汽量的能耗增加,因此将两者加和对比总能耗的变化趋势。 总热负荷随常压塔汽提蒸汽量的增大而升高,当汽提蒸汽量达到0. 8 t/h后能耗上升趋势增大。具体变化趋势见图6。

2. 3. 4 确定合理的常压塔汽提蒸汽量

通过模拟计算,可见提高常压塔汽提蒸汽量对提高常压塔侧线收率、分离精度和降低减压炉负荷有利,但是过多的汽提蒸汽将会增加塔的气相负荷和塔顶冷凝负荷[2],且总能耗呈上升趋势,则常压塔汽提蒸汽量不宜过高。综合考虑,目前本套常减压装置的常压塔汽提蒸汽量维持在0. 85 t/h,每小时节约蒸汽0. 25 t。装置进料量为520 t/h,按照1 kg标油=0. 042 GJ进行换算,则节约能耗为0. 037 kg标油/t。

3 结论

炼化聚丙烯装置的工艺优化 篇7

炼化聚丙烯的工艺主要分为淤浆法工艺和本体法工艺。

1.1 淤浆法工艺:

淤浆法工艺是是世界上最早生产聚丙烯的工艺技术。1957年到20世纪80年代中后期这三十年期间, 淤浆法工艺一直是最主要的聚丙烯生产工艺。典型的工艺有意大利的Montedison工艺、美国Hercules工艺、日本三井东压化学工艺和索菲亚工艺等。近年来, 人们对淤浆法工艺进行了改进, 改进之后用活性较高的第二代催化剂, 删除了催化剂的脱灰过程。目前在全球淤浆法炼化聚丙烯能力占世界pp总生产能力的百分之十三。

1.2 本体法工艺:

本体法工艺是由美国Dart公司运用釜式反应器建成的, 它是世界上第一套工业化本体法聚丙烯生产装置。本体法生产工艺按照聚合工艺流程可以具体分为间歇式聚合工艺和连续式聚合工艺两种。我国运用的事间歇式聚合工艺, 它适合我国的国情, 对原料丙烯的质量要求不是很高, 所需的催化剂国内也有保证, 具有投资省, 收益高, 流程较简单, 操作简单等优点。而国外的一些发达国家主要运用连续式聚合工艺, 这种聚合工艺对原料的质量要求比较高, 对生产技术和流程比较严格。但是连续式聚合工艺是目前世界上聚丙烯产量最高的工艺, 占全球聚丙烯产量的百分之七十以上。对于这种工艺的优化是我国炼化聚丙烯具有前景性的任务, 如何使连续式聚合工艺流程的简单化是目前要攻克的重要任务。

2 聚丙烯生产中存在的问题

2.1 设备和管线易堵塞

高活性的催化剂具有活性高和活性周期长的特点, 在长周期的反应过程中, 相应的一些设备及管线中会存在一定的活性的粘稠液体, 如果长期不处理, 会造成设备和管线的堵塞, 从而影响工艺流程的正常运行, 导致操作不稳定, 是一种隐患。

2.2 单台设备多

在聚丙烯炼化生产的过程中, 重要的设备过于单一, 设备的选用也趋向统一。无论是哪种工艺, 与之相配的主要转动设备都是单台运行, 所以一旦一台设备出现故障, 就会影响整条生产线的滞停或崩溃。

2.3 联锁动作的要求超高

仪表的DCS控制系统采用的是热备用状态, 而仪表的用电状态采用的是UPS稳压电源, 所以对于重要的联锁要定期进行检查。

3 炼化聚丙烯装置工艺的优化

聚丙烯炼化工艺的优化在近两年有一定的事例, 海南20万吨/年聚丙烯装置的优化, 装置的能消耗降低到91.9千克标油/吨的历史新低, 聚丙烯产量连续两年超过23万吨。可见聚丙烯装置的优化是十分重要的。

3.1 原料乙烯系统优化

PE装置内部设有精致单位, ⅡPP装置 (300kt/a聚丙烯装置) 与PE装置相邻并按照联合装置布置, 同时ⅡPP装置为间接性使用乙烯, 而且用量比较小, 不会明显的增加PE装置的乙烯精致负荷。经过这道程序, 取消了ⅡPP装置中的原料乙烯保安精致流程, 优化为原料乙烯经过PE装置精致后再供应ⅡPP装置, 这样的话明显节省了装置用地和装置设备的投资。

3.2 再沸腾的热源优化

环管聚丙烯工艺中高压丙烯洗涤塔、氢气洗涤塔在设计时都采用的是汽蒸尾气洗涤塔的工艺水供热。而这个设计具有明显的缺点, 工艺水通常含有很多的细粉, 这些都是聚内烯细粉, 在实际运行中这些细粉会使工艺水过滤器频繁堵塞。而工艺水过滤器的频繁清洗, 疏通, 切换, 一方面会产生安全隐患, 另一方面会浪费水资源, 而且这些聚内烯细粉十分的细小, 及时清洗的十分仔细也不可能做到百分百的清除。再增加一台凝液泵后, 将E303热源改为蒸汽冷凝剂, 这样的话可以做到很好的优化。这样优化后, 不仅解决了过滤器易堵的问题还会大大降低T501加热蒸汽用量。优化后降低了工艺水过滤器频繁更换、维修的费用, 而且节省了很多能源。

3.3 聚丙烯闪蒸回收丙烯的工艺优化

在聚丙烯生产的过程当中, 原料丙烯的单位消耗是影响聚丙烯生产成本的决定性因素, 因此对丙烯消耗的优化可以尽量节省成本。丙烯单耗高的原因是一些空气的的放空点的排放, 例如聚合釜、泵、罐的放空, 这些排放的丙烯气体没有得到有效的回收。因此就需要聚丙烯闪蒸回收丙烯的工艺优化, 让丙烯气体得到有效回收再利用。聚丙烯装置闪蒸部分分离出的气相丙烯主要通过排放气柜回收利用。

闪蒸釜在接料后, 携带大量挥发出的丙烯气回收进气柜, 再通过压缩机压缩, 等冷却后变为液相丙烯。剩下的其余部分的丙烯气则利用闪蒸的净化过程直接排放到大气中, 将其中未挥发出的丙烯气利用负压尽量挥发出来主要是通过通过水环式真空泵对闪蒸釜抽真空, 然后气相丙烯经过真空泵系统排放大气。再利用氮气对闪蒸釜的置换操作, 从而可以达到闪蒸釜要求净化合格的聚丙烯粉料, 进行正常生产。这样不仅充分利用了排放出来的丙烯气, 还可以尽量做到排除的废气对大气的最小污染。

结语

聚丙烯的生产和运用在我国的塑料产业中占有十分重要的地位, 而炼化聚丙烯装置的工艺优化是提高聚丙烯产量及其质量的重要途径, 工艺的优化包括减少装置的占地、降低装置的投资, 提高装置运行的可靠性及其稳定性, 生产原料的优化和催化液的改良。这些工艺进行优化后将会是聚丙烯生产迈出的一大步。

摘要：聚丙烯 (PP) 是一种热塑性塑料, 由丙烯聚合而制得的热塑性树脂, 在聚烯烃树脂中, 它是仅次于聚乙烯、聚丙乙烯的第三大塑料。聚丙烯是近三十年来生产发展速度最快的通用塑料之一, 在我国的消费量增长迅速, 而且具有广阔的前景。聚丙烯的生产过程是由丙烯和氢气等在催化剂和活化剂的作用之下聚合成聚丙烯粉料。广泛用于工业。聚丙烯的生产是化工生产当中最常见的, 但也是污染环境的大户之一。

关键词：工艺流程,存在问题,优化

参考文献

[1]柴彦清, 张文英.聚丙烯过程控制系统中的冗余设计[J].化工设计, 2008 (3) .

[2]蒋玲, 张超, 张东晨.聚丙烯酰胺分散溶解装置的PLC控制系统[J].煤炭科学技术, 2008 (9) .

[3]雷华, 徐宏彬, 王兴仁, 等.丙烯预聚合工艺的研究进展[J].合成树脂及塑料, 2005.22 (1) :63~66.