分馏装置

2024-05-23

分馏装置（精选7篇）

分馏装置篇1

由于我国经济的高速发展,对基本有机原料的需求猛增,而国内基本有机原料产能和产量远不能满足国内市场的需要。丙烯是仅次于乙烯的最重要的基本有机化工产品之一[1],主要用于生产聚丙烯和环氧丙烷、丙烯腈、丙烯酸、异丙苯/苯酚/丙酮等基本有机原料,随着聚丙烯和丙烯衍生物需求的迅速增长,对丙烯的需求逐年剧增[2],因此增产丙烯可以给公司带来显著的经济效益。

公司的气体分馏装置在2004年建成投产,设计处理量为10 万t/a,操作弹性60%~120%,设计开工时数为8000 h/a。原料为两套催化产的液化石油气,经过脱硫醇后精馏分离,生产丙烯。

随着其中一套催化装置扩量改造,液化气产量增加了。实际液化石油气产量已达13.6 万t/a,相当于气体分馏装置设计负荷的136%,超出了装置的操作弹性范围,造成丙烯损失大、效益低。

1 气体分馏原理

气体分馏是一个复杂的典型多元精馏,它需要几个精馏塔同时操作来完成多组分的分离任务。精馏是化工生产中分离互溶液体混合物的典型单元操作,其实质是多级蒸馏,即在一定压力下,利用互溶液体混合物各组分的沸点或饱和蒸汽压不同,使轻组分(沸点较低或饱和蒸汽压较高的组分)汽化,经多次部分液相汽化和部分气相冷凝,使气相中的轻组分和液相中的重组分浓度逐渐升高,从而实现分离。精馏过程是在精馏塔内实现的,精馏塔分为精馏段和提馏段,在精馏段,即进料板以上的部分,气相在上升的过程中,气相低沸点组分不断得到精制,在气相中不断地增浓,在塔顶获得低沸点产品;在提馏段,即进料板以下的部分(包括进料板),其液相在下降的过程中,其低沸点组分不断地提馏出来,使高沸点组分在液相中不断地被浓缩,在塔底获得高沸点产品[3]。一套精馏装置通常由三个基本的设备组成:精馏塔、冷凝冷却器、重沸器[4]。

液化石油气中主要成分是碳三、碳四的烷烃和烯烃,由于它们的沸点不同,可利用精馏的方法将其进行分离。但由于它们的沸点差别很小,要将它们单独分出,就必须在几个精馏塔中进行的,而且采用塔板数很多、分馏精度较高的精馏塔[5] 。装置流程简图如图1。

2 改造的必要性

经历过两次高负荷摸底运行,一次为处理量达到14.4 万t/a(即18 t/h);第二次为处理量达到12.8 万t/a(即16 t/h);两次提量操作均暴露出一系列问题,后降量至12 万t/a(即15 t/a),矛盾有所缓解。表现出来的主要问题有:

(1)丙烯塔的分离效果差,丙烯资源浪费严重。在提量过程中,丙烯塔底丙烷中丙烯的含量上升至14%~20%,有时甚至超过20%(丙烯塔的丙烯损失量远远超过设计值的2%);液化气处理量降至12 万t/a(即 15 t/h),丙烷中丙烯含量降至10%左右,接近设计值。

(2)实际精丙烯纯度约99.4%,平均丙烯回收率约90%,比设计值低2.6%,造成产品质量差、资源浪费。

(3)在2005年6月下旬到7月上旬一段时间内,气温达36~38 ℃时,丙烯空冷不够用。主要表现在丙烯塔(B)的塔顶压力超高,指标值为1.8~1.9 MPa,而非正常超高时达到2.0 MPa。为保证正常生产,白天温度高时进行降量生产,在晚间气温下降后再进行提量生产,尽量处理完催化产的液化气,降低液化气站原料液化气库存。

(4)丙烯中间泵感到电机不够用,经常跳闸。

(5)碳四冷却器(E-2012)的冷却面积略显不够,冷却后温度为44~45 ℃,比设计值40 ℃要高。

3 改造方案

3.1 改造原则要求

遵循“少投入,速产出,高效益”的原则,采用流程简单、成熟可靠的工艺路线,充分利用现有装置和系统及公用工程的潜力。维持工艺流程不变,主体设备尽量不动或少动,保证精丙烯产品质量及丙烯回收率同原设计,分别为精丙烯纯度≥99.6%(mol),回收率≥92.6%(ω),将装置处理能力提高到13万t/a。操作弹性60%~110%,年开工时间8000 h。

3.2 主要指标

脱丙烷塔塔底丙烯含量≤0.05%(ω),脱丙烷塔顶碳四含量为零;丙烯纯度≥99.6%mol,丙烷中丙烯含量≤3%(ω),丙烯回收率≥92.6%(ω)。

3.3 改造情况

经过设计核算后,改造内容如下:

3.3.1 脱丙烷塔

仍采用矩形复合浮阀塔盘,全部更换,塔盘数不变,仍为65层。精馏段降液管、支撑圈等固定件均不需改动。提馏段除更换塔盘外,出口堰高由30 mm改为50 mm。

3.3.2 精丙烯塔

精丙烯塔塔盘全部更换为矩形复合浮阀塔盘,塔盘的支撑、受液盘等利旧,对现有降液管进行改造。

3.3.3 将部分机泵进行更换改造

脱丙烷塔回流泵B和两台脱乙烷塔进料泵电机由15 kW改为22 kW;丙烯塔中间泵B电机由45 kW改为55 kW。

3.3.4 增加冷却器

增加丙烯塔后冷器、碳四外送冷却器、碱液冷却器各一台。碱液冷却器是利旧一台换热器。

4 改造后运行情况

4.1 指标完成情况

4.1.1 丙烯和碳四含量

从表3数据可以看出:脱丙烷塔底的丙烯含量基本达到更换塔盘时签的技术协议要求:丙烯含量≤0.05%(ω);精丙烯塔底丙烷中丙烯含量达到技术协议要求:丙烯含量≤3%(ω);脱丙烷塔顶碳四含量为零,达到签的技术协议要求。丙烯纯度达不到协议要求,是因为多产丙烯适当降低丙烯纯度。回收率基本能够达到协议中回收率≥92.6%(ω)的要求。

4.1.2 能耗

从表4看8月和9月能耗最高,主要是8月20日切进料开始停工检修改造,而9月是检修改造后开车,造成两个月能耗高。

由于改造后部分机泵电机改大、新增加了冷却器,而且由于下游MTBE装置产品MTBE不合格和硫含量高,将脱碳五塔开起来,造成检修改造后能耗高于改造前。改造后平均能耗

60.51 kg标油/吨液化气,比改造设计能耗82.8 kg标油/吨液化气(设计值3466.66 MJ/t)低22.29千克标油/吨液化气。能耗能够达到设计值。

4.1.3 部分设备改造后运行情况

五台改换电机的泵,改造后运行情况良好;另外由于原丙烯后冷器芯子已坏,直到2008年4月新芯子才就位,在此期间仅使用后增加的一台冷却器(直径为800 mm),在九月份气温高时,最多时启用4~5组空冷,丙烯塔压力也能控制的很平稳。

改造前后脱丙烷塔与精丙烯塔运行参数,见表5。

改造后运行参数比改造前有所降低,导致装置能耗有所下降。

4.1.4 经济效益

自2007年9月改造后丙烯塔底丙烯含量为0.58%(ω),改造前为10.45%(ω),按每天平均丙烷产量20 t,每天可多产丙烯20×(10.45%-0.58%)=1.974 t;假设丙烯1 万元/t,每月(按30天计算)可多收益59.22 万元。每年可多收入710.64 万元,效益可观。

5 结论

气体分馏装置扩能改造为13 万t/a, 改造后装置运行平稳,各项指标达到设计要求,改造成功。

摘要：随着催化装置扩量,液化气产量增加了,原10万吨/年气体分馏装置已经不能满足液化气加工需要,需进行扩能改造,经过对脱丙烷塔和精丙烯塔进行改造,以及部分机泵和换热器改造,达到13万吨/年处理量的需要。装置改造后运行平稳,达到设计指标。

关键词：必要性,改造方案,运行情况

参考文献

[1]邸振春,张伟.气体分馏工艺的简化与应用[J].石油化工设计,2006,23(4):46-48.

[2]曹湘洪.增产丙烯提高炼化企业盈利能力[J].化工进展,2003,22(9):911-919.

[3]谭天恩,麦本熙,丁惠华.化工原理(第二版)下[M].北京:化学工业出版社,1998:75-88.

[4]薛炜.气体分馏装置30万吨/年扩能改造[D].天津:天津大学化工学院,2009.

[5]张建芳,山红红,涂永善.炼油工艺基础知识第二版[M].北京:中国石化出版社,2006:163.

蜡油加氢装置分馏优化的探讨篇2

1 分馏简介

分馏部分采用双塔汽提方案, 产品分馏塔采用进料加热炉供热, 柴油馏分自T5102第17块板抽出, 一部分经中段蒸汽发生器 (E5112) 发生0.5MPa (G) 蒸汽后回流, 另一部分进入柴油汽提塔 (T5103) 。主产精制蜡油, 副产少量石脑油和柴油。加氢装置进料为260T/h, F5102出口温度为370℃ (设计温度为385℃) 。

2 分馏优化

2.1 分馏优化的方案

分3个阶段逐渐降低F5102出口温度, 分别为300℃阶段、260℃阶段、停炉阶段。

2.2 实际操作步骤

2010年8月26日开始对分馏系统进行优化操作, 停分馏塔T5102汽提蒸汽, 分馏加热炉F5102出口温度由370℃以2℃/h~5℃/h速度开始降温。2010年9月4日F5102出口降至260℃恒温。期间, 相继停了柴油泵P5107、中段回流泵P5115、含油污水泵P5109、空冷A5103、A5104、A5105, 停掉了E5108循环水, 停掉了两台低压汽包V5114/2、V5114/3。到9月25日F5102停炉, 停产柴油、石脑油。分馏优化前后操作参数如下表1所示:

2.3 分馏优化效果

优化后加氢装置的综合能耗由10.27kg标油/吨降至7.55kg标油/t, 下降了2.72kg标油/t。其中循环水减少了2 720.89t/d;除氧水减少了125.96t/d;燃料气减少了13.09t/d;电少用了1 800kW·h/d。原料性质和精制蜡油产品质量如下表2所示, 产品质量未有大的变化, 说明随着分馏炉的降温, 汽提蒸汽温度虽然有所降低, 但脱硫化氢汽提塔的脱硫效果未受太大的影响。

这说明, 在分馏优化前后蜡油原料性质波动不大前提下, 产品质量波动不大, 并且达到要求的指标, 而且使装置的能耗下降了2.72kg标油/t, 并且还有节能的余地。

2.4 分馏优化注意事项

1) 降温过程中要特别注意产品蜡油泵P5106的运行状况, 避免因温度的降低, 油品粘度的变化对泵的运行产生较大影响;

2) 蜡油换热器E5104切至副线后, 要排净换热器管程内的存油, 用蒸汽吹扫干净, 避免蜡油在换热器内冷凝;

3) 在以上各阶段操作过程中, 注意加强对精制蜡油、V5109顶酸性气、含硫污水的分析以及T5101底油中的含水量, 以确定脱硫化氢汽提塔的脱硫效果, 汽提蒸汽温度变化后塔底是否带水以及精制蜡油各指标的变化情况对下游装置 (一催化、二催化装置) 的影响;

4) 在每个温度阶段要加强与下游装置 (一催化、二催化装置) 的联系, 避免因进料性质的变化造成对上述装置的影响;

5) 在降温过程中, 注意空气预热器前的排烟温度≮120℃, 以免引起低温露点腐蚀;

6) 当1.0MPa汽提蒸汽温度低于250℃, 要加强对T5101底油含水量的分析;

7) 当汽包不再上水时, 及时联系水汽车间降低除氧水流量, 以免造成管线超压;

8) 在降温过程中, 先关主火嘴, 再调长明灯, 做到火焰燃烧短火苗、齐火焰、多火嘴, 适当调整配风, 确保燃烧正常。

2.5 分馏优化存在问题及改进

在优化过程中凸显一些问题, 比如油品温度对P5106影响、汽提蒸汽温度对汽提效果的影响、T5102进料温度对T5102操作的影响等问题。

建议在P5105出口至A5105入口加一跨线, 低分油只经过T5101后直接经A5105出装置, 进一步降低装置分馏优化后的能耗。

3 结论

在整个分馏优化过程中, 保证产品质量的前提下, 通过系统优化, 使装置的能耗下降了2.72千克标油/吨, 取得了明显的效果, 也为我们的节能工作提出了新的思路和方向。

参考文献

[1]李大东.加氢处理工艺与工程[M].中国石化出版社, 2004, 12.

[2]吴莉莉, 等.炼油企业节能降耗的潜力与途径[J].科技信息, 2008, 14.

分馏装置篇3

作为催化裂化液化气分离的装置气体分馏装置, 装置的核心是分馏塔, 碳四馏份、丙烷、丙烯是其主要产品, 对气体分馏装置存在的丙烯损失的问题进行分析并总结, 采取相应措施降低丙烯损失。

2 气体分馏装置概述

(1) 气体分馏装置通常采用五塔流程, 液态烃在进入气体分馏前需要先进入经脱硫装置脱硫, 气体分馏装置原则流程图如下所示:

3 影响丙烯收率的因素

(1) 丙烯塔底丙烷产品夹带丙烯。丙烯塔长周期运行, 塔板分离效率降低, 影响丙烷与丙烯的分离效果;产品质量考核先前只限于丙烯, 操作人员为了得到高纯度丙烯, 片面增加丙烷采出量, 导致丙烷中丙烯含量高;丙烯在线分析不准确, 影响操作人员对丙烯质量卡边操作。

(2) 脱乙烷塔放空泄压造成丙烯损失。原料石油液化气中碳二含量超标、循环水温度过高、丙烯回炼等操作都容易造成脱乙烷塔压力超高, 部分操作人员提前放空泄压, 并且压力降下来后不及时关闭放空, 都会造成较大的丙烯损失。

(3) 脱丙烷塔操作容易波动, 影响丙烯质量。进料组份变化较大, 丙烯含量在30%-45%之间变化, 循环水温度和流量波动较大, 造成脱丙烷塔压力波动范围大, 连锁引起塔内温度变化范围较大;塔底顶循热油流量和温度不稳定, 单位时间内可提供的热量不同, 容易造成塔底液位波动。

(4) 装置泄漏, 安全阀内漏或起跳, 机泵泄压等设备问题造成丙烯损失。气分装置使用年限较长, 而且近年来加工原料的硫含量偏高, 设备腐蚀或老化现象严重, 漏点较多, 导致一定量的丙烯损失。

4 技术改进措施

(1) 提高丙烯塔分离效果, 严格控制好操作。定期对丙烯精馏塔塔盘清洗、安装等关键环节派专人负责, 保证装置长周期运行中丙烯精馏塔塔板较高的分离效率, 更好的分离丙烯;将丙烷质量也纳入考核体系, 并将其指标定为97% (V) , 丙烷中丙烯夹带量显著减少;引进先进控制系统 (APC) 代替部分人工操作, 修复投用丙烯在线分析仪, 对丙烯质量实行卡边操作, 有效提高塔底丙烷质量, 丙烷夹带丙烯量进一步减少。

(2) 控制脱乙烷塔放空质量, 保持与调度的沟通工作。脱乙烷塔的回流罐顶碳二含量随压力升高而增大, 丙烯含量减小, 在装置允许的范围内将脱乙烷塔起始放空压力从1.90MPa调整至2.20MPa, 压力降至1.90M P a后要求操作人员及时关闭放空;循环水温度过高时, 与调度沟通降低循环水温度, 使丙烯最大限度冷却成液态, 大大减少放空次数, 保证放空质量;将放空途径进行变更, 将其引至催化裂化装置的气压机入口, 进入吸收稳定系统分离出干气碳二, 而绝大部分碳三组分和催化裂化装置液化气产品一起经脱硫和精制后以原料形式进入气分而得到循环回收;聚丙烯车间尽量一次性使用丙烯, 在保证丙烯质量前提下, 将质量过高的丙烯与少量质量稍差的丙烯混合均匀使用, 尽量减少的丙烯回炼操作。

(3) 规范脱丙烷塔操作。加强与催化车间、联合车间以及循环水场沟通, 尽可能稳定原料组份、顶循热油与循环水的温度和流量;更换脱丙烷塔底为双法兰式液位计, 将塔底产品的碳三含量纳入经济责任制考核, 碳三含量每超出1%扣除部分当月奖金;引入基于关键点温度控制的先进控制系统A P C, 提升装置的自动化程度, 代替部分人工调节。通过进料位置的改变和回流量的降低的手段使再沸器和冷凝器的热负荷很大程度上得以降低, 热负荷用量减少, 丙烯收率得以提高, 成本降低, 最终经济效益得以提高。

(4) 丙烯精馏塔系统和进料泵系统改进。丙烯精馏塔塔身很高是因为分离的馏分对纯度要很高, 所以回流泵的负荷与功率也很大, 在操作过程中, 设备泄漏多数是因为调节幅度过大。尤其丙烯大量泄出的引发是因为丙烯回流泵端面密封易泄漏, 这种现象的出现不仅会引发爆炸燃烧, 而且操作人员会因为其形成的白雾状气体发生窒息中毒事故。为了防止泄露事故发生, 一方面要选择质量好的端面密封材料, 另一方面加快速切断阀在泵出入口管线上或选用屏蔽泵。

(5) 脱丙烷塔回流泵:在脱丙烷塔回流罐内聚集着带水的原料, 不及时脱水的话, 脱丙烷塔回流泵会有水进入并结成冰, 机泵密封被划伤, 出现瓦斯泄露的现象。为了避免事故发生, 对脱丙烷塔回流泵的监护要加强。

5 结束语

本文通过应用先进的技术手段对对气体分馏装置存在的丙烯损失的问题进行分析并总结出有效的解决方案。在实践应用中具有很好的参考价值, 从不同角度增加了经济效益。

参考文献

[1]陈晓春, 马桂荣.动态模拟技术与化学工程[J].现代化工, 2002, 22 (3) :14-17[1]陈晓春, 马桂荣.动态模拟技术与化学工程[J].现代化工, 2002, 22 (3) :14-17

[2]劳业荣.广石化科技[J].2008, 12 (4) [2]劳业荣.广石化科技[J].2008, 12 (4)

[3]曹湘洪.石油化工流程模拟技术进展及应用[M].北京:中国石化出版社, 2010[3]曹湘洪.石油化工流程模拟技术进展及应用[M].北京:中国石化出版社, 2010

分馏装置篇4

化工流程模拟就是使用计算机程序定量计算一个化学过程中的特性方程。其主要过程是根据化工过程数据, 采用适当的模拟软件, 将一个由许多单元过程组成的化工流程用数学模型描述, 模拟实际的生产过程, 并在计算机上通过改变各种有效条件得到所需的结果。化工流程模拟可以用来进行新工艺流程的开发研究、新装置设计、旧装置改造、生产调优和故障诊断, 同时过程模拟还可以为企业装置的生产管理提供可靠的理论依据, 是企业生产管理从经验型走向科学型的有力工具[1]。Aspen Hysys是艾斯本公司aspen ONE工程套件的核心组成部分。其技术广泛应用于石油开采、储运、天然气加工、石油化工、精细化工、制药、炼制等领域, 为这些行业提供稳态和动态模拟、设计、性能检测、优化和业务规划等。

一、工艺流程简述

气体分馏装置是某石化企业300万吨 / 年重油催化裂化装置联合配套装置, 年设计处理量为40万吨。主要产品为精丙烯, 产品纯度按99.6% (mol) , 以满足连续法聚丙烯装置对精丙烯的要求。具体工艺流程见图1。

原料液态烃来自本装置的脱丙烷塔进料罐 (D501) , 加热后进入脱丙烷塔 (C501) 。塔顶蒸出的碳二、碳三馏分, 冷凝冷却后一部分作为脱丙烷塔回流, 另一部分加热后送至脱乙烷塔 (C502) 作为该塔进料。

脱乙烷塔塔顶的碳二、碳三馏分, 冷凝冷却后进入脱乙烷塔顶回流罐, 罐顶不凝气主要是乙烷和部分丙烯、丙烷, 进入高压瓦斯管网。冷凝液送回塔顶作回流。脱乙烷塔底物料分两路送至丙烯塔 (1) (C503) 和丙烯塔 (2) (C504) , 作为两塔进料。

丙烯塔 (1) 顶部气体通过管线引至丙烯塔 (2) 底部作为上升气相, 丙烯塔 (2) 塔釜液相送入丙烯塔 (1) 顶部作为液相内回流。丙烯塔 (2) 顶的气体经过冷凝后进入丙烯塔顶回流罐, 冷凝液一部分送入丙烯塔 (2) 顶作回流, 另一部分冷却后出装置。

碳四分馏塔 (C505) 塔顶碳四馏分经冷凝后进入碳四分馏塔回流罐, 凝液一部分送至C505塔顶作回流, 另一部分进入脱异丁烷塔 (C507) 作为进料, 多余部分冷却后送至罐区。塔底重碳四、碳五馏分自压进入脱戊烷塔 (C506) 。

脱戊烷塔 (C506) 顶的重碳四馏分冷凝后进入脱戊烷塔顶回流罐, 凝液一部分送至C506顶作回流, 另一部分冷却后送至罐区。塔底碳五馏分冷却后送至罐区。

脱异丁烷塔顶的异丁烷馏分冷凝后进入脱异丁烷塔顶回流罐, 凝液一部分送至C507顶作回流, 另一部分经冷却后送至罐区。塔底异丁烯馏分冷却后送至罐区。

二、装置全流程模拟

采用Aspen Hysys流程模拟软件, 建立了该气体分馏装置稳态模型。该模型主要包括塔、空冷、换热器、分离罐等设备, 其中塔均采用Distillation Column模型。由于该模型中所涉及的组分都是小分子烃, 丙烷和丙烯两个关键组分的相对挥发度有极相近, 临界因素可以导致模拟不能很好的收敛, 所以状态物性方法集选择了Peng Robinson, 在解决二元交互作用系数方面有很强的优势[2]。各塔工艺控制参数及物料组成模拟计算值和实际值的对比结果见表1和表2。

从表1和表2可以看出, 各塔工艺条件的模拟值和实测值基本相符, 各塔物流组成数据计算结果与分析值也较吻合, 模型能够较好的反映该工艺装置的实际操作状况, 为进一步优化分析提供依据。

三、模型分析

3.1脱丙烷塔顶压力对塔底再沸器热负荷的影响。对于气 - 液两相平衡系统来说, 温度、压力和气液相组成为一一对应关系, 在气液相组成不变的情况下, 即要达到相同的分离精度, 压力越低, 要求分离的温度就越低。温度低, 则表示装置能耗低[3]。因此, 脱丙烷塔在满足工艺条件及产品质量前提下, 应尽可能降低塔顶压力。但是在生产中, 随着塔顶温度的降低, 塔内气相流量增大。如表3所示, 当压力小于1650KPa时, 塔底温度降至40.67℃, 冷后温度降至39.33℃, 这样不利于塔顶的气相冷凝 , 塔顶压力应以1800-2000KPa为宜。

3.2脱乙烷塔进料温度分析。在保持C502塔顶压力和回流量不变的条件下, 考察C502进料温度对塔底热负荷、塔底C2含量以及塔顶C3含量的变化情况。工况分析如图2所示:从图可以看出随着进料温度增大, 塔底热负荷不断下降, 而塔底C2含量缓缓上升, 塔顶C3摩尔分率基本保持在0.5661左右。塔底热负荷和塔底C2摩尔分率曲线相交于52℃, 所以即要确保丙烯塔进料中乙烷含量满足工艺卡要求, 又能降低塔底热源的用量, 脱乙烷塔进料温度以47-52℃较为适宜。

3.3丙烯精馏塔分析。由于气体分馏装置是多塔串联操作, 所以影响丙烯产品纯度和产量的因素很多。但是在模拟中合理规定某些条件, 然后单纯研究某个变量对其影响, 虽然不能像实际生产中动态调节, 但稳态趋势是可以参考的。使用软件工况分析功能, 分别以丙烯塔C504塔顶回流量和塔底抽出量为变量, 考察丙烯塔C504塔顶丙烯纯度、产量的关系。通过工况分析得出, 在保证丙烯质量≥99.6% (mole) 条件下, C504塔顶回流量以6978Kgmole/h为最佳值;在确定C503塔底丙烷纯度的前提下, C504塔底抽出返回C503的量与C504塔顶丙烯纯度成正比, 与C504塔顶丙烯产量成反比 , 经研究分析 , C504塔底抽出量以7200 Kgmole/h为最佳值。

四、结论

通过对装置全流程模拟, 并对各种情况进行工况分析, 及时发现装置生产中存在的问题, 并为解决这些问题提供有效的依据, 提高装置的应变能力。同时通过模拟为公司能量优化, 装置标定, 生产技术改造提供基础数据。

摘要：采用Aspen Hysys流程模拟软件, 对某石化企业40万吨/年气体分馏装置进行了全流程模拟, 建立了与实际工况相符的稳态流程模拟模型, 对脱丙烷塔、脱乙烷塔、丙烯塔、脱戊烷塔等进行了工况分析, 得出最佳的装置优化数据, 并依此研究各塔压力、温度、进料位置、热负荷、产品质量及回流量等参数之间的相互关系, 为装置的优化操作, 节能降耗提供依据。

关键词：气体分馏,Aspen Hysys,流程模拟,研究

参考文献

[1]孙兰义.化工流程模拟实训[M], 北京:化学工业出版社, 2012.

[2]HYSYS Tutorials&Applications, Hyprotech[M], 2002.

催化装置分馏塔结盐处理与防范篇5

呼石化催化裂化装置现处理量为90万吨/年, 2005年改造为重油催化裂化装置, 主要原料组成为本厂常减压蜡油以及少量渣油, 近年来随着进厂原油性质、组成的重质化、劣质化倾向加重, 催化原料重金属、残碳值、无机盐离子等含量也呈上升趋势, 对装置长周期、安全、平稳运行构成威胁和考验, 作为影响效果之一的分馏塔顶结盐几率也明显加大。

1 分流塔结盐的工艺因素

1.1 原油脱盐效果变化以及原料油变重、盐离子含量增高是导致分馏塔结盐的根本原因, 尤其近年催化原料掺炼部分减压渣油后, 催化原料性质、工艺效果明显降低。

1.2 工艺上为追求装置轻收、柴汽比, 且降低分馏塔顶温有利于多产柴油, 从而"人为"创造了结盐环境, 使得分馏塔结盐的可能性明显加大。

2 分馏塔结盐的现象

2.1 塔顶结盐会造成分馏塔分馏效果变差、压降增大、塔顶温度波动、顶循环泵流量骤减、汽柴油馏程严重重合、轻柴油馏出量变小、粗汽油罐液位波动、质量不稳 (干点超标) 、颜色变重, 甚至影响到装置的正常运行。

2.2 结盐严重时会造成塔顶循环泵频繁抽空、堵塞设备, 处于热备状态的机泵泵壳内也易结盐而造成开不起泵来的后果;结盐还会加重塔、器等炼油设备的腐蚀程度, 缩短设备使用寿命。

3 分馏塔结盐的原因分析

随着催化原料的变重或受原油脱盐效果的影响, 催化原料中的氮化物、氯盐含量越来越多, 使得反应油气中的NH3及HCL增多, 含有NH3及HCL的油气在分馏塔内的上升过程中随着温度的降低而逐渐溶解于水蒸汽的冷凝液中而形成NH4CL水溶液, NH4CL的沸点远大于水的沸点, 其随着塔内回流在下降的过程中, 由于水分的不断汽化而最终使得NH4CL不断解析出来板结于塔板上, 由于积聚量的不断加大而堵塞塔板降液设施或使得塔盘浮阀升降困难, 从而严重影响、恶化了分馏塔的分馏效果, 造成汽柴油产品质量指标的严重超标和混乱。

4 分馏塔结盐的处理。由于NH4CL形成过程是可逆的, 即:

NH3+HCL (脱水) →NH4CL

NH4CL (水溶) →NH3+HCL

所以在塔内人为制造"水环境"其主要手段为迅速降低塔顶温度使得塔顶水蒸气凝液形成或通过塔顶回流注入溶解水, 可有效溶解铵盐NH4CL, 进而利用水流将其分解产物带入下层塔盘或通过侧线带出分馏塔。其在线水洗主要有以下几个操作要点:

4.1 大幅降低装置处理量至常规处理量60%左右, 减少塔顶油气蒸发量, 降低分流塔顶压力。

4.2 将塔顶冷回流及顶循环回流量尽量提高并夹带少量外接溶解水分进塔, (将油气中的水蒸气急速冷凝后形成内回流进行塔盘自上而下式冲洗) 视顶循等泵是否抽空以及参照化验出塔洗涤水铵盐离子含量多少来决定是否终止洗盐。

4.3 终止洗涤、恢复正常操作, 视工艺效果决定是否进行重复以上洗涤操作。见如下示意图: (1-1)

经过多次反复在线洗涤操作, 塔内存盐会越来越少, 最终会达到分馏工艺效果要求的盐垢程度, 恢复分馏塔的正常操作, 期间会对催化工艺以及工厂物料平衡、加工损失、环境保护等造成负面影响。

5 分馏塔结盐的预防及建议

5.1 加强原油脱盐、脱水工作, (采纳新技术、新方法) 优化原油配比结构, (强化原油油田预处理、探讨二连、长庆原油不同配比下的工艺效果) 从源头上"净化"催化原料。

5.2 采用新型高效催化剂, 探索反应操作条件改善, 减少反应油气中NH3、HCL的生成量。

5.3 分馏塔操作上要努力避免塔内液相水的生成, 降低NH4CL生成几率;减少反应、分馏的给汽量 (适当提高预提升干气用量、适当提高原料油预热温度, 减少雾化蒸汽用量等) ;控制好塔顶压力、粗汽油冷回流、塔顶循环的温度、流量以及带水情况, 避免塔顶冷凝水生成条件的形成。

结束语

分馏塔结盐是客观、难免的, 但也是可控、可消减的, 从结盐事件全部环节的每一部分加强工艺指标的严细化管理, 可以大大延长催化装置的开工周期, 为呼石化经济效益做出贡献。

摘要：本文对公司催化装置分馏塔塔顶结盐现象原因、在线处理等做了简要总结, 并提出工艺防范措施, 以期达到装置长周期、安全、平稳运行的目的。

关键词：催化裂化装置,分馏塔结盐,在线处理,防范措施

参考文献

分馏装置篇6

关键词：脱丙烷塔,装置,技术

我公司于2005年建成投产的50万吨/年催化裂解DCC联合装置中的23万吨/年气体分馏装置, 能够最大限度地生产精丙烯, 为甲乙酮、壬基酚等化工装置提供充足的原料, 并发展以碳三、碳四为基本原料的具有高附加值的精细化工产品, 延伸了产品链条。

装置自生产运行以来, 脱丙烷塔和丙烯塔操作波动大, 碳四和碳三纯度低、能耗高。针对这一状况, 笔者反复研究操作现象, 核算工况数据, 发现压力波动是影响各塔塔板效率和能耗的关键。根据这一结论对气分装置进行稳压改造, 改造后产品质量、收率明显提高, 能耗降低, 经济效益显著。

1 装置的操作波动特点

1.1 脱丙烷塔操作状况分析

脱丙烷塔塔顶压力最大为1.6MPa, 最小为1.3MPa, 变化幅度库0.3MPa, 标准差为0.06MPa, 表明脱丙烷塔波动大且频繁。脱丙烷塔塔顶碳二加碳三平均含量为97.2%, 最大为99.6%, 最小为92.4%, 标准差库0.45%。脱丙烷塔塔底顶碳二加碳三平均为3.6%, 最大为5.8%, 最小为0.2%, 标准差为2.89%, 表明塔底产品指标波动较大。

1.2 塔压波动影响分析

精馏塔的正常操作需要保持恒定的压力, 而塔内压力的波动对塔的操作会产生较大的影响, 当塔的压力发生变化时, 塔内气液平衡受到破坏, 与压力相对应的各种平衡关系随之受到破坏, 整个塔的操作将随之改变。塔的压力升高, 则塔顶馏分产量减少, 轻组分浓度增加, 塔底产品产量增加, 纯度降低。反之, 则塔顶馏分产量增加, 轻组分浓度降低, 塔底产品纯度提高, 液相量相对减少。在正常的操作中应在工艺指标范围内恒定压力。气体分离装置所处理的是带压的液化气物料, 液化气具有沸点低, 蒸气压大且各组分之间沸点接近的特点。当分离过程中精馏塔压力发生微小变化时, 液化气即以很大的速度挥发并产生携带现象, 或气相凝结使精馏塔内气液相分布发生很大变化, 并对分离产生直接的影响。

当脱丙烷塔塔压从1.3MPa以0.06 MPa的波动幅度上升到1.6 MPa。在此过程中从脱丙烷塔温度、物料组成变化, 可以看出压力波动0.06 MPa所导致的温度变化约为3℃, 相当于碳三组分的含量从0.5%变化到5%所引起的温度变化。在压力波动较大情况下, 精馏塔操作的直接表现就是产品质量在很大范围内波动和塔板效率降低。脱丙烯塔和丙烯塔的塔板效率仅为40%, 而国外及国内某些煤油厂的气体分离装置塔板效率可达到60%到80%。塔板效率降低意味着必须通过回流比来保护产品的质量, 这样就大大增加了装置的能源消耗。因此气体分离装置降低能源的前提条件是必须保持压力稳定。如果塔压力控制精度达到±0.01MPa的控制目标, 塔的操作状态将会有很大程度的改善, 塔板效率也可望有较大幅度提高。如果塔板效率从现在的40%提高到60%, 其它指标不变, 塔板效率提高后, 气体分离装置各塔的回流比可以下调相当辐度, 从而使装置的蒸气能耗降低。

2 技术改造后装置状态分析

2.1 针对气分塔塔压波动的技术改造

根据以上结论可知影响气分装置塔板效率的关键因素是塔压波动, 如何稳定塔压呢?

采用两种办法:a.把脱丙烯塔塔顶压力管径由DN40扩为DN50以此提高塔压升压速度。b.关小冷凝器E-102循环水冷量, 控制脱丙烯塔顶回流温度为33±2℃, 降低因冷后温度过低造成的系统压降, 同时节约循环小用量, 降低能耗。

2.2 改造后脱丙烷塔操作状况分析

脱丙烷塔压力分布频率可以看出, 脱丙烷塔最大压力为1.6MPa, 最小为1.5MPa, 标准差为0.02MPa, 2006年检修与2005年以前压力波动下降15.92%压力波动大幅度下降, 表明脱丙烷操作稳定性明显提高。碳二加碳三最大含量为99.6%, 最小为92.4%, 平均为97.8%, 标准差为1.45。2006年与2005年相比塔顶碳二加碳三含量平均为0.1%, 最大为0.16%, 最小为0, 标准差为0.12, 06年检修后脱丙烷塔底产品碳二加碳三含量和波动程度均明显下降, 脱丙烷塔底碳四质量和操作稳定性有较大提高。

3 改造后的经济效益统计

脱丙烷塔操作稳定后, 产品质量明显提高, 逐渐降低回流比, 针对丙烯塔进行同样改造取得明显效果, 技术改造后脱丙烷塔和丙烯塔塔底丙烯含量分别降到0.02和5%以内, 碳三收率提高2%。2006年9月到2007年8月比2005年碳三收率提高2%, 此项改造一年总计创造经济效益100.328万元。

4 结论

通过对气分装置的稳压改造和统计分析可得出以下结论:

稳定塔压是气体分离装置提质降耗的关键:

a.气体分离装置塔压越稳操作波动越小, 塔顶塔底产品纯度越高。

b.气体装置塔压越平稳, 碳三和碳四产品收率越高。

分馏装置篇7

关键词：延迟焦化,结焦,循环比,残炭

近几年,随着原油重质化和劣质化,延迟焦化装置已经成为中国最主要的重质渣油加工方法[1]。常规的延迟焦化装置主要有两种流程,一种是原料油经过换热后,通过分馏塔的上下进料口进入分馏塔底部,与反应油气换热后,通过加热炉加热后进焦炭塔反应[2]; 另一种可灵活调节循环比的工艺是原料油经过换热后不进分馏塔,直接进入进料缓冲罐与循环油混合后进加热炉加热,然后进入焦炭塔反应[3]。两种常规流程均存在焦化产品携带焦粉、蜡油产品质量差、分馏塔重蜡油段容易结焦、装置循环比不易调节、难以实现超低循环比( 1. 05) 、产生焦炭塔顶急冷油用量较大等问题。其原因主要是常规流程设计按照大循环比( 1. 21. 4) 设计[4],对产品分馏要求低。目前,常规工艺流程已经不能满足低循环比操作和高产品质量的要求,因此有必要对现有的延迟焦化装置特别是分馏塔进行优化改造,提高装置的适应性。

常规延迟焦化流程与优化延迟焦化流程的示意图见图1、图2。

1 装置存在的问题

中国石化茂名分公司延迟焦化装置于2004 年投产,设计规模为100 万吨/年,年开工按8000 h计,操作循环比1. 25~ 1. 4,生焦周期为24 h。改造前由于重蜡油段结焦堵塞,原重蜡油集油箱停用,导至全塔没有重蜡油抽出及循环,重蜡油系统不能发挥洗涤作用,产生了蜡油产品质量差、侧线产品焦粉携带等问题,对下游装置造成不良影响。改造前装置的操作循环比大于1. 25,装置的液体产品收率较低。具体的问题分析如下:

1. 1 蜡油段

分馏塔蜡油集油箱中间只有一个升气孔,导致气相分布不均匀,影响分馏效果。分馏塔的蜡油下回流为经过换热后的冷回流,由于是过冷的液相和气相在塔盘上接触,降低了分馏效果,使蜡油产品质量变差。

1. 2 重蜡油段

分馏塔重蜡油集油箱中间也只有一个升气孔,同样会导致气相分布不均匀,影响分馏效果。分馏塔重蜡油段无取热系统,重蜡油集油箱的温度在390 ℃ 以上,重蜡油集油箱内液体停留时间过长,使重蜡油集油箱发生结焦,进而堵塞重蜡油抽出口,造成重蜡油系统停运。

1. 3 洗涤段

分馏塔洗涤段采用人字挡板结构,分散效果很差。洗涤油采用密度大、残炭和重金属含量高的原料油作为 “脏” 洗涤油,无法保证蜡油产品的质量。当要降低装置循环比操作时,需要将分馏塔上进料量减少,使人字挡板温度逐渐升高,当循环比低于1. 2 时,人字挡板的温度过高,引起人字挡板结焦,从而影响正常生产。

1. 4 焦炭塔急冷

原焦炭塔急冷系统设计是将急冷油注入焦炭塔顶油气出口的立管段[5],目的是降低反应油气的温度,防止管线结焦。焦炭塔反应油气的温度一般控制不超过405 ℃ ,急冷油用量比较大,急冷后冷凝的液相又落入焦炭塔,形成循环油,进行二次反应,( 这部分循环油量无法计量) 。

2 装置改造

2. 1 改造目标

装置循环比要在1. 051. 20 工况下长周期运行,解决分馏塔结焦与焦粉携带等问题,提高液体产品收率,改善液体产品的质量,蜡油产品的康氏残炭不大于1. 0%。

2. 2 改造方案

博英公司通过使用先进的模拟技术,对全装置进行了流程模拟,优化工艺流程,采用博英公司的专利技术和实践经验,经过反复计算、讨论、分析和比较做出了改造方案。改造方案针对原料预热系统、蜡油系统、重蜡油系统、洗涤油系统和焦炭塔急冷油系统进行了优化设计,确保达到改造的目标。

2. 3 改造内容

本次改造中所采用的博英公司的新技术简要归纳如下:

(1)优化设计蜡油分馏系统;

(2)优化设计重蜡油洗涤系统;

(3)增加重蜡油与原料换热器;

( 4) 取消分馏塔全部人字挡板,洗涤段采用博英公司喷淋专利技术及设备,采用重蜡油作为洗涤油;

( 5) 取消原分馏塔上部进料;

( 6) 焦炭塔顶急冷油系统增加水平方向注入方式。

3 改造后装置运行情况

茂名分公司第二套延迟焦化装置改造后于2013 年11 月一次开车成功。为了考核装置改造后的产品质量、操作工况以及新工艺、新技术、新设备的应用效果,装置于2014 年1 月进行了标定。

3. 1 标定情况

标定期间装置加工科威特及达混原油的减压渣油。标定的时间为80 h,生焦周期24 h,处理量100 万吨/年。标定期间,焦化装置及提供渣油的上游装置均保持生产平稳,操作正常,原料性质及操作参数稳定。装置标定原料及设计原料的性质见表1,物料平衡见表2,焦化蜡油产品性质和设计性质见表3,改造前后反应压力情况见表4,公用工程消耗及能耗见表5。

3. 2 标定数据分析

3. 2. 1 原料性质对比

从表1 可见,虽然标定原料的比重分别为0. 9925 和1. 016,比设计值1. 025 略低一些,但原料中的残炭( ω) 分别是20. 53% 和19. 14%,却比设计值18. 8% 高出1. 73% 和0. 34%,说明本次标定的原料性质比设计值差。

3. 2. 2 物料平衡

从表2 看出,装置改造后与改造前( 2013 年第三季度) 比较,装置轻收增加了0. 31%,总液收增加了3. 30%,其中焦化汽油降低了0. 29%,焦化柴油增加了0. 60%,焦化蜡油增加了2. 82%,焦化液态烃收率增加了0. 17%,焦化干气收率增加了0. 03%,焦炭收率降低了3. 33%。其中总液收增加和焦炭收率降低主要原因是:

( 1) 改造后循环比降低;

( 2) 分馏塔洗涤段拆除人字挡板,使反应压力降低了0. 05 MPa。

3. 2. 3 产品质量分析

蜡油质量的关键指标是残炭含量,从表3 中可以看出,标定期间蜡油产品的残炭含量分别为0. 25%和0. 18%,均低于设计值,且不携带焦粉,蜡油其他性质均符合要求。其他产品性质变化不大,均在质量控制指标的范围内。说明改造后,虽然原料质量变差,但蜡油性质反而变好,达到了设计要求。

3. 2. 4 装置操作优化

从标定的产品收率、产品质量、操作循环比、操作参数来看,改造后分馏塔的运行情况很好,原料预热系统提高了换热终温; 蜡油系统改造后,提高了分馏效果; 重蜡油系统改造后,保证了装置的长周期运行; 洗涤系统改造后,防止了焦粉携带,反应压力由改造前的0. 145 MPa降低到0. 095 MPa,说明洗涤段操作情况良好; 装置操作循环比可以在1. 051. 20 之间灵活调节。

3. 2. 5 焦化装置的系统压力优化

为了防止分馏塔重蜡油段结焦,防止焦粉携带,提高蜡油产品质量,对分馏塔进行了优化改造,取消了人字挡板,取消了渣油上进料等。以上的种种措施,降低了分馏塔的压降,使焦炭塔内反应压力比改造前降低了0. 05 MPa,可使液体产品体积收率增加1. 3%,焦炭收率下降1%[6]。

3. 2. 6 公用工程消耗和能耗

从表5 看出,装置标定能耗为24. 961 kg标油/t原料,比2013 年三季度能耗25. 318 kg EO / t,减少了0. 357 kg EO / t。主要是因为在原料预热系统中增加了原料油与重蜡油换热器,提高了换热终温,使燃料气消耗减少。

3. 3 标定结果与讨论

从标定数据比较分析可见,中国石化茂名分公司第二套延迟焦化装置改造达到了设计预期,其中蜡油产品残炭含量和焦炭塔的反应压力优于设计值。其中改造结果如下:

( 1) 在本次标定中综合考虑,循环比从原来的1. 25 降低到1. 20,焦炭塔的反应压力比改造前降低0. 05 MPa,装置总液收比改造前( 2013 年三季度) 提高了3. 30%,焦炭收率降低了3. 33%,年增收5877 万元。

( 2) 只将循环比从原来的1. 25 降低到1. 20,蜡油残炭值就从1. 2%降到0. 3% 以下,使催化烧焦降低1. 35%,年增效452 万元。

( 3) 重蜡油段和洗涤油运行正常,将焦粉挡在了蜡油集油箱以下,解决了分馏塔结焦与焦粉携带等问题,保证了装置的长周期运行,达到了设计要求。

( 4) 通过技术改造,装置循环比能在1. 05 ~ 1. 20 之间调节,可根据生产要求进行优化操作,达到了设计要求。

( 5) 改造后,装置能耗比改造前( 2013 年三季度) 降低了0. 358 kg EO / t,年增收107 万元。

以上增效合计为6436 万元/年,经济效益十分显著,也产生了节能减排等良好的社会效果。