大型蒸馏装置扩能改造的设计与运行.doc

大型蒸馏装置扩能改造的设计与运行 大型蒸馏装置扩能改造的设计与运行中国石化洛阳石油化工工程公司 王辰涯中国石油大连石化分公司 史刚摘要：对大连石化分公司一蒸馏扩能改造的设计及运行情况进行了总结，简要介绍了改造设计内容、主要技术特点和运行结果分析。运行情况表明该装置工艺流程设计先进合理、适应性强、操作弹性高、综合能耗低，说明工艺技术和工程设计是非常成功的。关键词：蒸馏装置 改造 设计 运行1 概况大连石化分公司一蒸馏装置原由两套加工量分别为100104t/a和200104t/a的装置，1980年经合并改造为加工大庆原油280104t/a的常减压蒸馏装置。装置原为润滑油型常减压蒸馏装置，主要由两级原油电脱盐、原油换热、初馏、常压蒸馏、润滑油型减压蒸馏等部分组成。装置设有三台加热炉（2台常压炉、1台减压炉），另外设有航煤脱硫醇系统。根据大连石化分公司“十五”规划及总流程的安排，一蒸馏装置按加工含硫原油600104t/a进行相应改造，改造后一蒸馏装置不设减压系统，增设轻烃回收设施。在过渡期（全厂加工含硫原油的手段不具备时），装置加工低硫原油。2001年5月开始进行可行性研究，2002年8月22日装置开始全面改造，2002年11月1日装置一次投产成功。2003年4月装置轻烃回收部分投用。1.1 原油装置设计加工俄罗斯萨摩特诺尔斯克与沙中原油的混合原油，称为俄罗斯混合原油，混合比8：2。同时兼顾加工全俄罗斯萨摩特诺尔斯克原油。1.2 主要产品及去向干气作为制氢装置原料，过渡期作为燃料气；液化气送至1000104t/a三蒸馏装置或催化裂化装置进行脱硫，过渡期加工低硫原油时可作为产品出厂；石脑油去重整装置；3#航煤去航煤精制装置；柴油去加氢精制装置，在过渡期柴油可直接作为产品出厂；重柴油去加氢裂化装置，在过渡期去催化裂化装置；常压渣油一部分去渣油加氢脱硫装置，一部分去三蒸馏装置减压部分进行减压蒸馏，过渡期常压渣油去催化裂化装置。2 改造设计内容改造后装置采用原油换热-电脱盐-初馏-常压蒸馏-轻烃回收-干气脱硫的工艺技术路线。2.1 轻烃回收系统2.1.1 采用无压缩机轻烃回收技术通过初馏塔提压操作（操作压力约0.4 mpa左右），使液化石油气组分几乎全部溶解于初顶油中，以液体的形态通过机泵送至轻烃回收系统对液化石油气进行回收。2.1.2 采用脱丁烷-脱乙烷工艺流程轻烃回收流程采用脱丁烷-脱乙烷流程，即石脑油经换热后进脱丁烷塔，塔底产品为石脑油，塔顶产品为液化气。液化气再进脱乙烷塔进行分馏，塔底产品为液化气，塔顶为干气。采用该流程不但可以满足液化气质量、收率的要求，而且可使装置在原油性质变化、操作波动时不受影响，具有灵活的调节手段。采用该流程同时可以通过改变操作条件生产出车用丙烷、丁烷混合物，提供环保型车用燃料。该工艺在国内蒸馏装置轻烃回收流程上属首次采用，该流程操作灵活，适应性强。2.2 电脱盐改造采用高速电脱盐与低速电脱盐相结合的方案2.3 塔类改造方案2.3.1 初馏塔一蒸馏装置原有蒸发塔（初馏塔）规格为f300042040 mm。处理能力增加后，根据对蒸发塔的核算，其设计压力及塔径均不能满足装置改造到600104t/a的要求，必须对其进行更换。新建初馏塔塔径为3600mm，共26层塔盘。塔盘采用super v1浮阀。初馏塔适当提压操作，塔顶设计操作压力为0.4mpa (a)，进料温度为225。2.3.2 常压塔常压塔采用热回流，塔顶二级冷凝。设顶循、一中和二中三个取热中段和常一、常二、常三、常四等四条侧线。常压塔进料温度为360；塔顶操作压力为0.19mpa (a)。装置内原常压塔的规格为f420048460 mm，设计压力0.1mpa（表），装置处理能力增加以后，塔径远远不能满足要求。为此，需对常压塔进行更换。改造后，常压塔汽提段采取高效汽提技术，可有效地提高轻油收率。常压塔汽提段采用优化的塔内件设计，改善汽提效果，可增加轻油收率同时又可降低二次加工的操作费用。2.3.3 汽提塔常压汽提塔分为三段，常一线汽提塔设置重沸器，采用常三线油作为重沸器热源。常二、三线汽提塔采用0.3mpa过热蒸汽作为汽提蒸汽。2.4 换热网络设计2.4.1 应用“窄点” 技术优化换热网络。综合运用lpec开发的hens、hetech等传热软件，在采用窄点技术的基础上，对窄点温差、热量回收率、换热终温及设备投资等方面予以优化，从而获得优化的换热网络。改造后，换热流程采用冷流分流结构（脱前原油-脱后原油-初底油分流结构）为2- 2- 2的换热流程。该网络原油进电脱盐温度为135，脱后原油进初馏塔温度为225，初底油换热终温为267（已考虑热损失、脱盐温降、常一线重沸器及轻烃回收部分用热等情况）。采用该换热流程具有流程简单，操作灵活的特点。2.4.2 采用强化传热设备在尽可能利旧设备的同时，对无法利旧需要新选的冷换设备，充分考虑设备的大型化，即尽量选用大壳径换热器和强化换热器，以减少换热器的设备台数。同时，为了减少换热器面积，降低压降，减少换热设备总体投资并满足平面布置要求，适当选用了双弓板，折流杆、波纹管、螺旋管、t型翅片管等具有强化传热措施的冷换设备。2.5 装置间热联合工艺本次改造充分考虑了本装置与1000104t/a常减压装置（三蒸馏，即将建设）、350104t/a催化裂化、渣油加氢脱硫（即将建设）等装置间热联合的可能。热联合的实施可使一蒸馏、三蒸馏、渣油加氢脱硫等装置内剩余的低温位热量得到合理利用，降低这几个装置的冷、热公用工程消耗，作到装置间热量优化利用，对全厂的节能降耗是十分有利的。2.6 采用低温热回收技术回收装置的低温余热本次改造中，在优化换热流程的前提下，装置内的低温位热量采用以下的方法进行回收利用：l 初顶、常顶油气先与原油换热，再进空冷器冷凝、冷却；l 常压渣油热出料，实现装置间的热联合；l 其它油品加热采暖水回收低温热；2.7 干气脱硫、液化气脱硫、脱硫醇部分的设置根据全厂总流程的安排，在过渡期，装置加工低硫原油，装置内干气、液化气可不做脱硫、脱硫醇处理直接送出装置。过渡期后装置加工含硫原油，装置产生的干气中含有一定数量的h2s，采用脱硫催化剂脱除h2s的方案。与常规的mdea脱硫相比具有流程简单，不增加溶剂再生部分负荷等特点。本次设计中的常压塔顶不凝气的脱硫同样采用此方案，保证了装置内加热炉烟气排放达到环保要求。在过渡期后，全厂加工含硫原油措施配套完善后，装置加工进口含硫原油，液化气送至1000104t/a三蒸馏装置与该装置的轻烃部分统一进行脱硫、脱硫醇处理。在三蒸馏装置停工检修期间，可将液化气送350104t/a催化裂化装置进行脱硫、脱硫醇处理。因此，装置内不设液化气脱硫、脱硫醇系统。2.8 采取多种措施降低装置的水消耗大连为严重缺水地区，本次改造采用多种行之有效的措施节约用水，主要措施有：l 较多的采用空冷器，节约冷却用水l 采用常压渣油热出料，节约冷却用水l 各侧线的剩余热量用于加热采暖水，节约冷却用水l 电脱盐注水采用工厂的汽提净化水，节约新鲜水用量l 药剂配置采用工厂的汽提净化水，节约新鲜水用量l 塔顶注水循环使用，节约新鲜水用量2.9 采取有效措施、提高炉效率加热炉效率的提高对装置及全厂能耗的降低具有显著的影响。加热炉效率的提高的重要措施为降低排烟温度。一蒸馏装置扩能改造后加工含硫原油，排烟温度降低将带来烟气的露点腐蚀问题。对于本装置，按加热炉效率91%计算，烟气排烟温度为134，而露点温度为104，预热器管壁温度为130，露点腐蚀严重。本次改造设前置空气预热器，利用经换热后侧线油的余热预热空气的流程，提高空气入空气预热器温度，相应提高烟气排烟温度。采用该流程后即可将工艺废热予以利用，又可避开露点腐蚀问题。2.10 采用有效的工艺和设备防腐、抗腐措施由于进口含硫原油存在较为严重的低温硫、高温硫腐蚀和加热炉的露点腐蚀，装置设计除完善正常的电脱盐、注水、注缓蚀剂和注氨等工艺防腐措施外根据腐蚀部位的不同，采用不同的抗腐蚀材质。介质为循环水和150以下油气的冷换设备，其与油气介质接触的一侧进行防腐处理。同时为减低投资，个别部位或内件采取设备表面防腐处理技术。3 装置设计主要特点3.1 较强的原油适应能力和操作弹性本改造充分考虑大连石化公司加工原油品种变化及处理能力变化的可能，同时也充分考虑到生产方案适当变化的调整情况。使装置真正起到加工含硫原油调剂性装置的作用。3.2 较高的轻油收率通过回收轻烃和强化常压塔底汽提等措施保证提高轻油收率。3.3 较高的产品质量常压塔等通过设置合理的塔盘数并采用高性能塔盘和特殊的强化汽提段等措施，提高分馏效率和分离精度，从而获得较高的产品质量。通过采用有效的工艺流程及分馏措施保证液化石油气的蒸汽压（c2组分含量）和石脑油中c4组分的含量。3.4 较低的能耗l 先进的工艺技术路线（如无压缩机回收轻烃、热回流、装置间热联合等）使得工艺用能降低。同时通过流程综合模拟，优化装置的操作条件和回流取热，在满足产品质量和工艺要求的前提下，从能量易于回收利用的角度，最大限度地回收热量。l 通过采用“窄点”技术，优化换热网络，不跨越窄点换热，避免冷热公用工程的双重损失，保证了最高的热回收率和最低的冷热公用工程消耗。 l 有效的低温热回收。采用塔顶油气与原油深度换热。常压渣油热出料，实现装置间的热联合。各侧线油品加热采暖水回收低温热。l 新增冷换设备尽可能采用大型化的冷换设备，可以有效地减少散热损失。l 更换的部分机泵采用大型高效机泵并尽可能利旧装置内现有的变频调速设施，有效地降低了能耗。l 装置的设计总能耗（包括轻烃回收）为424.56mj/t，折合10.14kg标油/t原油。装置总体能耗处于国内同类装置领先水平。3.5 较低的用水消耗采用常压渣油热出料、侧线的剩余热量用于加热采暖水、较多的采用空冷器，节约冷却用水电脱盐注水及药剂配置采用工厂的汽提净化水，塔顶注水循环使用，大大节约了新鲜水用量。3.6 具备长周期的运行性能通过采用各种有效的工艺技术和有效的设备防腐技术措施，使得装置可以实现长周期运行，达到3年一修。 4 装置运行情况4.1 原油一蒸馏装置投产至今，加工原油达30余种，2003年6月11日至2003年6月13日对装置进行了标定，标定的原油为刚果的nkossa blend原油。表1 原油性质项目设计数据标定原油原油密度（kg/m3）836.7805.0比重指数36.9硫含量（wt%）0.690.06特性因数酸值（mgkoh/g）0.240.08凝固点+11盐含量（mgnacl/l）30.46.79水分含量（%）痕迹0.03窄馏分切割情况%初馏点44441009.010012013.512014018.014016022.016018026.018020030.3529.020022032.022024035.024026039.026028042.528030046.0350以上58.7348.04.2 物料平衡表-2 装置物料平衡表设计数据标定数据全年数据序号名称wt%t/dwt%t/dwt%104t/a一原油1俄罗斯原油80.0014400.010019057.5100442.54782沙中原油20.003600.0合计100.0018000.0100.0019057.5100.00442.5478二产品1气体+损失0.1018.00.110.4762干气0.1731.20.261.13393液化石油气1.65297.60.1630.1250.210.95044石脑油20.463682.828.825492.5630.74136.03325常一线油12.112180.27.592473.7710.1244.77906常二线油10.851953.116.931447.2615.0266.45327常三线油10.671920.09.273227.1110.2645.39368常四线油2.00360.00.771766.4951.054.63149常压渣油41.997557.137.27147.632.24142.6971合计100.0018000.0100.8219214.53100.00442.54784.3 操作条件表-3 主要操作条件序号项 目单位设计数值标定数值原油和电脱盐1原油处理量t/d1800019057.52原油进装置温度4030.83原油进装置压力mpa(g)自流自流4电脱盐温度1351265电脱盐注水量%582.96电脱盐注破乳剂量ppm1525初馏塔7初馏塔压力mpa(g)0.40.398初馏塔进料温度2252029初馏塔顶温度15814710初侧线温度16911初馏塔底温度222200常压炉12常压炉入口温度（原油换热终温）26724013常压炉出口温度360330常压塔14常压塔顶压力mpa(g)0.090.0715常压塔顶温度14213216常顶回流罐温度908517常一线抽出温度21518218常二线抽出温度24823419常三线抽出温度29129120常四线抽出温度30931221常顶循温度（抽出/返回）145/100154/10222常一中温度（抽出/返回）210/150197/13823常二中温度（抽出/返回）270/200254/18824常压塔底温度349320脱丁烷塔25脱丁烷塔顶压力mpa(g)1.21.2326脱丁烷塔进料温度14613827脱丁烷塔顶温度705728脱丁烷塔底温度186151脱乙烷塔29脱乙烷塔顶压力mpa(g)2.351.830脱乙烷塔进料温度9710031脱乙烷塔顶温度564532脱乙烷塔底温度10197航煤精制33航煤精制温度15014234航煤精制压力mpa(g)0.10.16干气液化石油气脱硫35干气脱硫温度403536干气脱硫压力mpa(g)0.80.84.4 产品质量表-4 标定期间液化汽产品质量时间/项目甲烷乙烷乙烯丙烷正丁烷异丁烷正戊烷h2s6月12日8时-2.2-44.9722.3826.150.106月12日20时-2.34-15.9452.3727.02.850表-5 标定期间各侧线产品质量时间/项目hk5%10%30%50%70%90%kk密度酸值腐蚀级初顶33445089153163689.50.171常顶588389107120134151174734.00.173常一线152172188199220780.7常二线186208218221240252269297813.6常三线238263274295307319337349836.8常四线185254301360388398表-6 标定期间电脱盐情况时间/项目脱前含盐mg/l脱前含水（%）一级v101a脱后含盐mg/l一级v101b脱后含盐mg/l二级脱后含盐mg/l二级脱后含水（%）11日10时6.790.032.702.12.240.1812日10时5.660.084.383.761.680.08平均6.2250.0553.542.931.960.134.5 装置能耗表-7 全装置能耗设计能耗标定能耗2003年全年能耗统计mj/tkg标油/t原油mj/tkg标油/t原油mj/tkg标油/t原油1燃料气46.061.1000.972燃料油299.837.1615.537.5573电67.991.6241.4552.00141.0mpa