（化学工程专业论文）燕山乙烯装置汽油分馏塔存在问题研究.pdf

中文摘要 本文简要回顾了国内乙烯装置汽油分馏塔的引进及改造进展，并对a b b 工艺 进行了技术分析与评价，指出该塔改造需要注意的气相聚合与焦化物夹带两大难 点。 总结了汽油分馏塔引进与改造的经验教训，认为： 1 、三段式要好于两段式。 2 、过去对填料及塔板效率估计过高。 3 、急冷油循环段折流板结构不可取。 本文对燕山乙烯6 6 万吨年汽油分馏塔( 直径9 0 0 0 l i n ) 的具体工艺数据进 行模拟。并阐述了该塔的工艺模拟计算的难点。 针对目前该塔塔顶温度过高的不良操作状况，提出了塔结构改造的方案。 1 、在分馏段和急冷油循环段增加塔盘使聚合物处于塔盘区。 2 、增加压紧栅梁及龟甲网，增加塔内件的抗冲击能力。 3 、更换原槽式液体分布器及驼峰支撑，改善抗堵性能。 4 、增加气体分布装置及二次气体分布 该方案中很多措施已经成功应用与国内其它乙烯厂的汽油分馏塔中，具有 很强的实用性并取得了很好的效果。 对于该塔的改造分析及提出的改造方案，对于该塔未来的改造有很高的指 导意义。 关键词：汽油分馏塔乙烯模拟计算改造聚鞍环 a b s t r a c t i o n t h i se s s a yb r i e f l yr e v i e w e dt h ep r o g r e s so f o i lt o w e rr e v a m p i n gf o re t h y l e n eu n i t s i n c ei t sf t r s ti n t r o d u c t i o nt oc h i n a g a sp h a s ep o l y m e r i z a t i o na n dp y r e - p o l y m e r e n t r a i nw e r et o wk e yi s s u e sw e r es h o w nh e r ea n dn e e d sm u c ha t t e n t i o nd u r i n g r e v a m p i n gb yt h ea n a l y s i sa n de v a l u a t i o ni nt h i se s s a y t h ee x p e r i e n c e so f r e v a m p i n gt e l l st h a t ： 1 t h r e es t a g e si sb e t t e rt h a nt o w s t a g e s 2 t h ee f f i c i e n c yo f t r a ya n dp a c k i n gw e r eo v e re v a l u a t e d 3 t h es l r u c t u r eo f t h ec i r c u l a t i o ns t a g eo f t r e n c ho i lt o w e rn o tp r e f e r a b l e a n o t h e rs i m u l a t i o nw a sd o n eu p o nt h ed a t ao f t h ee t h y l e n eu n i tw i t ht h ec a p a c i t y 0 f 6 6 0 0 0 0t o n & r 中9 0 0 0 m m ) s oa st os t a t et h ek e yd i f f e r e n te l e m e n t am o d i f i c a t i o np l a ni st ob ed u l yg i v e nh e r e i na f t e rr e f e r r i n gt ot h eo v e rh i i g h t e m p e r a t u r ei nu p p e rt o w e r ： 1 t oa d dm o r et r a y si nd i a i l l a t i o ns t a g ea n dt r e n c ho i lc i r c u l a t i o ns t a g es oa st o o b l i g et h ep y r o p o l y m e rl y i n go nt h ef l a y s 2 t oa d d 鲥db e a m sa n dm a l e b a c ks h e l ln e ts oa tt oi n c r e a s et h ea n t i s t r i k ea b i l i t y f o ri n l e r n a l 3 t or e p l a c et h e o l dc h a n n e ll i q u i dd i s t r i b u t o ra n dh u m ps u p p o r tt oi n c r e a s et h e a n t i b l o c kp e r f o r m a n c e 4 t oa d dm o r eg a sd i s t r i b u t o r sa n d g a sr e d i s t r i b u t o r a n y w a y , m a n y m e a s u r e si nt h i sp l a nh a v eb e e ns u c c e s s f u l l ya p p l i e dt oo i lt o w e r s f o re t h y l e n eu n i td o m e s t i c a l l ya n dh a v eb e e nr e c o g n i z e dt ob ep r a c t i c a l t h er e v a m p i n ga n a l y s i sa n dt h em o d i f i c a t i o np l a ns h a l lb es i g n i f i c a n tt ot h ef u t u r e r e v a m p i n go f t h i st o w e r k e y w o r d s ：o i lt o w e r e t h y l e n e s i m u l a t i o n r e v a m p i m t p 独创性声明 本人声明所呈交的学位论文是本人在导师指导下进行的研究工作和取得的 研究成果，除了文中特别加以标注和致谢之处外，论文中不包含其他人已经发表 或撰写过的研究成果，也不包含为获得叁鲞盘堂或其他教育机构的学位或证 书而使用过的材料。与我一同工作的同志对本研究所做的任何贡献均已在论文中 作了明确的说明并表示了谢意。 学位论文作者签名： 签字日期：力矿易年占月刁日 学位论文版权使用授权书 本学位论文作者完全了解叁鲞盘茎有关保留、使用学位论文的规定。 特授权鑫鲞叁堂可以将学位论文的全部或部分内容编入有关数据库进行检 索，并采用影印、缩印或扫描等复制手段保存、汇编以供查阅和借阅。同意学校 向国家有关部门或机构送交论文的复印件和磁盘。 ( 保密的学位论文在解密后适用本授权说明) 学位论文作者签名：导师签名： 签字日期：力眇年6 月弓。日 签字日期：年 月日 前言 刖吾 乙烯工业是石油化学工业的龙头，而汽油分馏塔又是乙烯装置的咽喉。多 年的生产实践证明它是一座国际难塔，究其原因，并非是因为它直径大，而是因 为塔内存在着大量的气相聚合物和焦化物，致使塔填料和液体分布器难逃被堵塞 之灾。为此，国内外采用阻聚剂能工艺措施，虽颇有成效，但耗资客观。自一九 九四年以来，我国专家另辟蹊径，开发研制出抗堵塞型液体分布器和抗堵塞型格 栅填料等多项新技术，并成功的应用于燕化6 6 万吨年乙烯装置d 9 0 0 0 汽油分馏 塔中，把汽油分馏塔的设计技术提高到一个新的水平。 燕化乙烯装置采用的是美国鲁姆斯公司的工艺，汽油分馏塔只有分馏段和 急冷油循环段，而不设中间取热段。国内较大部分汽油分馏塔均采用的此工艺， 因此如何对该塔的结构进行优化设计，增加效益，对于建设节约型社会至关重要。 本文针对燕化乙烯装置，预分馏段的汽油分馏塔进行了工艺模拟计算和结 构设计，并对比了其改造过程中的得失，为今后汽油分馏塔的设计积累了经验。 第一章文献综述 第一章文献综述 1 1 乙烯工业的重要意义及国内现状 石油化工工业是化学工业的一个重要部门，它是以石油、天然气为原料， 经过多次化学加工而生产各种有机化学品及合成材料的原材料工业。乙烯是石 油化工的主要产品，在石油化工中占主导地位。乙烯装置生产的三烯( 乙烯、 丙烯、丁二烯) 和三苯( 苯、甲苯、二甲苯) 是其它有机原料及三大合成材料 ( 合成树脂、合成橡胶、合成纤维) 的基础材料。乙烯生产的增长，带动和促 进了三大合成材料和其他有机原料的增长。以乙烯为龙头的石化工业在国家经 济中占有很重要的地位，世界各国通常用乙烯的产量来衡量一个国家石油化学 工业发展的水平。 中国乙烯工业起步于6 0 年代初，1 9 6 2 年兰州化学工业公司o 5 万吨年 乙烯装置建成投产，标志着我国乙烯工业的诞生，7 0 年代燕山石化引进了第一 套3 0 万吨年乙烯装置。截至2 0 0 1 年5 月份，我国共有乙烯装置1 8 套，其中 原始设计能力为3 0 0 k t a 乙烯装置7 套，原始设计能力为1 l o 1 4 0 k t a 的装置9 套，原始设计能力为l o o k t a 以下的有2 套。南京扬巴、上海赛科、惠州乙烯、 福建泉州4 套合资乙烯将于2 0 0 5 - - 2 0 0 6 年建成，到2 0 0 6 年，我国乙烯生产能 力将超过1 0 0 0 万吨年。 改革开放2 0 年来，由于国民经济飞速发展，乙烯及其下游加工产品的产 量远远不能满足经济发展的要求，例如1 9 9 9 年国内合成树脂产量只满足需要量 的4 8 ，5 2 的量需要进口。因此很多乙烯装置都进行了扩能改造，例如燕山 化工一厂装置已进行了三轮改造扩建，生产能力达到7 1 0 k t a ，大庆乙烯和天津 乙烯也分别与2 0 0 4 年和2 0 0 5 年完成了改造。 2 第一章文献综述 1 2 乙烯装置改造的必要性 对已有装置进行扩能改造，除提高产量的要求之外，降低物耗、能耗，提 高企业经济效益也是有吸引力的重要因素。据介绍，欧洲和北美新建乙烯装置 投资为5 5 0 7 5 0 美元，t 乙烯，改造和扩建的投资为3 0 0 5 0 0 美元t 乙烯，按裂 解原料的不同投资有所差异，气体原料( 乙烷) 的投资低，液体原料的投资高。 可见，改扩建的投资为新投资的5 5 6 7 左右，因此，通过改扩建来增加乙烯 的生产能力显得更经济和更有吸引力。 扩能改造节省投资的原因在于对老装置的依托条件，例如对总体设施、运 输系统、公用工程系统、辅助车间、操作管理、服务设施和占地等的挖潜和利 用。使生产装置外的投资费用可以节省5 0 以上，装置内投资节省4 0 左右。 对我国的乙烯生产企业来说，通过扩能改造来更新技术提高产量更有其必 要性和迫切性。目前世界规模乙烯装置的生产能力都在6 0 0 k f f a 8 0 0 k t a ，有的 达到1 2 7 0 k f f a ，装置的规模越大，生产成本越低，规模和成本的关系示于表1 1 。 表1 1 乙烯装置规模与成本关系 t a b 1 一lr e l a t i o no f s c a l et oc o s t 随着我国加入世界贸易组织的步伐，乙烯装置的产品成本高，就缺乏市场 竞争力。所以，以较少的投资，扩大装置生产规模，降低生产成本，提高效益， 是摆脱困境的出路之一。 乙烯装置通过改扩建，采用新技术，降低物耗能耗，提高生产能力，提高 企业竞争力，是传统的有效方法。 从1 9 9 3 年到2 0 0 1 年，欧洲几乎没有建设新的乙烯装置，主要是对已有装 3 第一章文献综述 置进行扩能改造来提高生产能力，例如荷兰壳牌公司的套乙烯装置，1 9 7 4 年 投产时为4 5 0 k t a ，19 7 8 年改造到5 9 0 k t a ，19 8 7 年改造到7 0 0 k t a ，2 0 0 0 年又改 造到9 5 0 k t a 。英国b p 公司的套乙烯装置，1 9 9 2 年投产时为3 5 0 k t a ，1 9 9 6 年 改造到4 5 0 k t a ，2 0 0 0 年改造到7 0 0 k t a 。 1 9 9 2 2 0 0 0 年的8 年间，美国乙烯的生产能力增加5 8 2 0 k t ，其中3 2 9 0 k t 来 自老装置的改扩建，占新增能力的一半以上，新建装置只由4 套，共2 5 3 0 k t 。 a m o c o 的一套乙烯装置，1 9 7 8 年投产时为9 0 0 k t a ( 两条线) ，经过1 9 8 7 年和 1 9 9 6 年两次改造，能力达到1 4 4 0 k t a 。可见美国也是以改扩建为主来提高乙烯 生产能力的。 扩能改造也有利于副产品的综合利用，提高副产品的利用价值。装置规模 小，裂解汽油、碳五、丁二烯等的产量小，不宜建设适当规模的装置进行深加 工，裂解汽油经一段加氢被混兑到燃料油中，丁二烯作为混合c 4 的组分一起出 售等等。如果把裂解汽油中的芳烃抽提出来，把丁二烯和c 5 中的烯烃、二烯烃 抽提出来，将会大大提高其利用价值，降低成本，提高竞争力。 3 1 1 3 国内乙烯装置汽油分馏塔的改造情况 经过4 0 多年建设发展，现在已建成具有一定规模的乙烯生产装置1 8 套， 北京燕山乙烯装置是我国引进建设的第一套年产3 0 万吨乙烯装置，该装置采用 美国l u m m u s 公司的专利技术，由t e c 做基础设计和详细设计；日本东洋工 程公司承包，1 9 7 6 年5 月8 日一次投料开车成功，1 9 9 4 年对乙烯装置进行第一 轮改造，即新增一个包括裂解炉、急冷及压缩在内的新热区，老热区不做改动， 冷分离区、热分离区及制冷压缩系统通过改造，能力可达到4 5 万吨侔乙烯，年 操作8 0 0 0 小时；2 0 0 1 年对乙烯装置又进行改造，裂解炉分别采用k t i 技术和 l u m m s s 1 n 技术进行改造和新建。裂解分离区仍采用美国l u m m s 公司专利技术： 4 第一章文献综述 顺序分离流程。由b p e c 承担老急冷区和热分离区的基础设计急整个乙烯装置 的详细设计。目前燕化的乙烯生产能力达到了7 1 万吨年。 乙烯装置的急冷油塔系统处于裂解工序和压缩分离工序之间，处于承上启 下的中间位置，其作用是把裂解炉出口经急冷后的裂解气中的重质油( 包括燃 料油和裂解柴油) 从该塔中脱除，并进一步降低裂解气温度。所以，在乙烯装 置的生产过程中，汽油分馏塔是十分重要的生产设备，其运转的好坏对装置性 能有重要影响。 自一九八五年以来，相继对大中型乙烯装置中的汽油分馏塔进行了技术改 造，取得了显著技术进步和经济效益，并积累了进一步技改的经验教训。 齐鲁乙烯的汽油分馏塔( c 6 6 米) 于1 9 8 7 1 9 9 2 年进行了三次技术改造。其 技术风格属于美国诺顿公司的模式。塔上部的分馏段采用带矩形升气管的筛孔 ( c 6 口8 ) 盘式回流液体分布器，填料采用( 3 7 + o 3 ) 米高的4 # i n t a l o x 环填料， 填料支承采用3 0 0 毫米高的气体喷射式支承，其下面的集液气体分布器采用带 矩形升气管的盘式集液气体分布器；塔中部的热油循环段亦采用带矩形升气管 的筛孔盘式液体分布器，填料采用5 0 # l n m l o x 环填料：塔下部急冷油循环段双 溢流型折流塔盘最上层的两层改为波纹筛板塔盘。九三年齐鲁乙烯生产能力超 过3 0 万吨年，效益显著。九四年塔上部回流分布器改为槽盘式分布器。 扬子乙烯的汽油分馏塔( 口6 6 米) 于1 9 9 2 年进行了技术改造。其技术风格是 上述两种风格相结合，简言之。液体分布器是既有三级管槽式又有带矩形升气 管的筛孔盘式分布器；填料则是采用夹心式的，即上下是金属孔板波纹填料，中 同夹着i n m l o x 环填料。改造后乙烯生产能力明显提高。 大庆乙烯汽油分馏塔( 口5 6 口6 6 米) 改造，采用散装填料与波纹筛板相结 合的模式。塔上部的分馏段回流分布器采用槽盘式分布器，填料采用7 0 # i n m l o x 5 第一章文献综述 填料；塔中、下部的波纹筛板性能良好，没有作罄动。 燕山乙烯汽油分馏塔( c6 8 米) 于1 9 8 6 1 9 9 1 年，进行了三次技术改造。 其技术风格是瑞士苏尔寿公司的模式。塔上部的分馏段采用了三级管槽式回流 分布器和( 2 5 0 y 十1 2 5 金属孔板波纹填料，填料下面的液体收集器是带环形集 液槽的斜板式液体收集器，塔中部的热油循环段亦采用了三级管槽式液体分布 器和2 8 米高的1 2 5 y 型金属孔板的填料，其下面的液体收集器亦是带环形集液 槽的斜板式液体收集器；塔下部的急冷油循环段( 或称洗涤段) 二十层双溢流型折 流塔板的最上面的一块塔板改为导向筛板塔盘，其它塔盘和进气结构未作改造。 改造后首先实现了3 0 万吨，年乙烯和1 6 万吨年丙烯双达标，单塔年经济效益5 1 2 万元。 1 4 汽油分馏塔工段工艺流程概述 馏分油裂解装置裂解气预分馏的典型工艺流程如图( 1 - 1 ) 所示( 以l u m m s 采用的工艺流程为代表) 。目前各专利商采用的工艺流程大体均与此相似。 如图所示，经急冷油直接急冷后的裂解气与急冷油混合在一起进入油洗塔。 塔项用汽油作回流，塔顶采出的裂解气温度约1 0 0 1 1 0 ( 2 ，其中仅含水蒸汽和 裂解汽油以下的轻组分。裂解气中的裂解柴油馏分( 含大量烷基萘) 可从油洗 塔侧线采出。而裂解气中的重质燃料油和循环的急冷油则由塔釜采出。一般， 为使急冷油粘度控制在4 5 5 5 e r a 2 s 以下，塔釜温度应控制在1 8 0 2 0 0 c 左右， 裂解原料较轻，则塔釜温度应控制较低，裂解原料较重，则塔釜温度可以控制 较高。 6 第一章文献综述 图1 - 1 馏分油裂解装置裂解气预分馏典型工艺流程( l u m m s ) f i g 1 1t h eg a s o l i n ep r e - f r a 商o n a t o rt e c h n o l o g yf l o wd i a g r a m ( l u m m s ) 1 一油洗塔；2 一重质燃料油汽提塔；3 一轻质燃料油汽提塔；4 一水洗塔；5 一油水分离器； 6 一工艺水过滤器；7 一工艺水洗塔；8 一稀释蒸汽发生器汽包 侧线采出的裂解轻柴油经汽提塔汽提，保证其闪点在7 5 以上，再经冷却 后作为产品送出界区。侧线采出的裂解轻柴油通常用作为裂解炉液体燃料。由 于其中含有大量烷基萘，也常常被考虑作为制萘原料，由于实际操作有中难以 严格控制侧线采出的馏分范围，因而直接采出作为制萘原料一定困难。在轻质 馏分油裂解时，裂解轻柴油收率较低，常常不设侧线采出。此时，裂解轻柴油 则随裂解重质燃料油一起由塔釜采出。 油洗塔釜采出的热油经过滤去处碎焦后，一部分由泵送至重质燃料油汽提 塔，经汽提保证其闪点在1 4 0 ( 2 以上，再经冷却后送出作为燃料油产品。另外一 部分热油则作为急冷油使用。急冷油送入稀释蒸汽发生系统加热工艺水以发生 稀释蒸汽，根据工艺流程的安排，尚可利用急冷油热量加热锅炉给水或其它工 艺物料，以便最大限度回收急冷油热量。经冷却后的急冷油送入急冷器，用以 喷淋废热锅炉出口的高温裂解气，使裂解气降至2 2 0 2 3 0 c 左右进入油洗塔。 7 第章文献综述 油洗塔塔顶裂解气送入水洗塔。水洗塔塔顶用急冷水喷淋，塔顶温度控制 在4 0 左右，塔釜温度控制在8 0 1 2 左右。塔顶采出的裂解气( 温度约4 0 0 ) 送 入裂解气压缩机，塔釜油水混合物则在油水分离器中分离。 油水分离器分离出的急冷水尽可能安排用作工艺加热的热源，然后再经水 冷或空冷后，作为水洗塔喷淋。 油水分离器分离的工艺水，经工艺水过滤器后送至工艺水汽提塔，汽提处 理后的工艺水经预热后送入稀释蒸汽发生器发生稀释蒸汽。 油水分离器分离出的裂解汽油，大部分送至油洗塔塔顶作为回流，另外一 部分则送至汽油汽提塔汽提，然后作为产品送出界区。 用工艺水发生稀释蒸汽时，部分用急冷油进行加热，部分用中压蒸汽进行 加热。急冷油加热所占稀释蒸汽时，部分用急冷油进行加热，部分用中压蒸汽 进行加热。急冷油加热所占稀释蒸汽耗热量的份额与裂解原料和油洗塔釜操作 温度有关。重质裂解原料裂解时，可从急冷油回收的热量较轻质原料裂解时多， 因此急冷油加热所占稀释蒸汽发生所需热量的份额也较高。轻柴油裂解时，稀 释蒸汽发生所需的热量约6 0 0 4 0 可由急冷油供给，4 0 由中压蒸汽供给。石脑油 裂解时，急冷油供给的热量可能降至4 5 。 1 5 汽油分馏塔内过程和塔结构 废热锅炉出口裂解气在急冷器中经急冷油直接喷淋冷却至2 2 0 2 3 0 c 左 右，进入油洗塔底部。急冷油和裂解气中重质馏分油大部分存在于塔釜，轻组 分沿塔上升与上部回流液接触冷却。冷却过程中除燃料油馏分逐步冷凝而随液 相下流外，整个油洗塔内沿塔气相组成和气相负荷的变化较小。因此油洗塔内 主要是传热过程，改善气液接触有助于改善裂解气的冷却。 油洗塔实际塔板数约为2 0 3 0 ，下部6 1 0 块塔板一般采用角钢制成的穿 8 第一章文献综述 流式( 无溢流) 折流板。上部可采用单溢流浮阀塔盘或波纹板，也可采用填料。 采用浮阀塔盘或波纹板时，塔盘不会发生结垢堵塞问题。采用填料时，可以降 低塔压差( 大约从1 2 k p a 降到3 k p a ) ，但可能因聚合物累计在填料中而导致塔压差 上升。为此，最好在回流汽油中注入一定量的阻聚剂，以避免聚合物堵塞填料。 也有人认为油洗塔上部塔段造成聚合物堵塞是由于下塔重组分( 如裂解柴油馏 分) 上移所致。按此，只要从设计和操作方面注意控制重组分的上移，聚合物 堵塞填料的问题则可解决。 在油洗塔设计中，当采用浮阀塔盘时，气体空塔线速度控制在1 s m s 左右。 如果采用填料( 如：5 0 r a m 鲍尔环) ，则气体空塔线速度控制在2 0 1 d i s 左右。采 用波纹板时，空塔线速度尚可进一步提高。填料塔和波纹板塔的塔内过程参数 如表1 2 所示。 表l - 2 油洗塔内工艺参数 t a b 1 - 2 t h e t e c h n o l o g y p r a r a m e t e r s o f g a s o l i n e 胁i o n a t o r 塔径，i i n n4 6 0 04 6 0 05 0 0 05 0 0 03 8 5 03 8 5 03 8 5 03 8 5 0 板间距，m 6 0 06 0 06 0 07 0 0 填料层高 6 4 0 05 5 05 5 0 蒸汽热负 1 8 2 4 5 11 9 4 3 0 02 4 1 2 0 0 2 4 7 5 0 01 2 5 1 9 01 1 5 8 5 91 0 7 2 3 91 1 2 7 3 0 荷，k g h 蒸汽密度， 1 3 3 41 2 3 8l a l 31 4 0 81 5 4 61 3 7 11 2 4 l1 2 5 7 k g m 3 蒸汽粘度， 0 1 1 70 1 3 80 1 3 8 40 1 4 2 m p 乱s 蒸汽温度， 1 0 6 92 0 0 52 2 6 12 4 2 91 0 3 51 4 9 61 7 0 01 8 5 0 空塔气速，2 2 8 62 6 2 32 4 1 62 4 8 71 9 32 0 1 72 0 6 9 第一章文献综述 m s 液体负荷， k g h 液体密度， k g m 3 液体粘度， 1 0 一j p 乜s 液体表面张 力，1 0 3 n m 液体体积 流量，m 3 ，l l 压力( g ) ， k p a 5 1 8 5 93 6 2 4 0 05 7 4 5 0 0 5 8 0 8 0 05 0 4 7 33 2 0 5 01 5 2 2 0 51 5 0 8 2 7 8 4 4 7 9 2 1 59 3 7 69 2 9 68 5 38 6 3 19 1 5 39 1 1 6 0 4 7 50 6 2 l 1 0 4 90 9 1 0 0 4 7 0 5 91 4 3 61 1 9 4 1 6 1 61 61 6一一2 1 22 0 7 6 1 3 93 9 3 36 1 2 76 2 4 85 9 1 73 7 1 31 6 6 2 91 6 5 a 5 4 7 5 8 j 7 2 3 5 8 8 85 9 7 8 4 7 0 蒸汽分子量1 8 3 i i3 0 7 53 6 6 3 3 7 4 9 液体分子量1 2 0 7 1 6 2 11 8 7 81 8 8 9 4 4 0 1 6 汽油分馏塔工艺参数对塔的影响 ( 1 ) 塔顶温度 油洗塔塔顶温度一般在1 0 0 11 0 c 之间。塔顶温度应保证裂解气中的水分 全部由塔顶气体带出，而同时又需保证塔顶气体不含裂解气中的重质油馏分。 当塔顶温度过低，则部分水分可能在塔内凝结。凝结水下移与热油接触，会产 生“暴沸”现象而破坏塔的正常操作。塔顶温度控制过高，则裂解气中部分重质馏 分油将由塔顶气体带出而进入水洗塔。重质馏分油带入水洗塔，不仅影响裂解 汽油的干点，而且会造成急冷水乳化，相应的油水难于分离。 重质油裂解时稀释蒸汽比较大，相应油洗塔塔顶温度略高。轻质原料裂解 时，稀释蒸汽比较低，相应油洗塔塔顶温度较低。油洗塔顶温一般控制在较裂 解气中水蒸汽露点高出3 4 c 即可。 1 0 第一章文献综述 ( 2 ) 塔釜温度 油洗塔塔釜温度是预分馏系统的关键参数，它不仅涉及急冷油系统的稳定 可靠运转，而且对急冷油循环量和稀释蒸汽发生系统均有很大影响。 ( a ) 油洗塔塔釜温度与急冷油循环量和稀释蒸汽发生器传热面积的关系。 从油洗塔的熟平衡来看，入塔裂解气的热量主要是急冷油撤出。急冷油撤热的 主要途径是在稀释蒸汽的发生。当稀释蒸汽发生的压力恒定时，对一定传热面 积的稀释蒸汽发生器而言，在一定急冷油循环量之下，由此撤出的急冷油热量 将随油洗塔釜温的升高而减少。 同样，在相同急冷油循环量时，急冷油在稀释蒸汽发生系统的撤热量将随 油洗塔釜温的升高而增加。而在相同撤热量时，所需急冷油循环量将随油洗塔 釜温的升高而减少。 因此，从降低装置投资的角度来看，提高油洗塔的釜温，既可降低急冷油 循环量，又可减少稀释蒸汽的发生器面积。尤其在换热器传热面积的减小方面， 对投资的影响更为显著。 ( b ) 急冷油热稳定性的限制。油洗塔塔釜的物料大部分是循环使用的急冷 油。多次循环使用的急冷油可以认为是裂解重油经不断加热“老化”的产品。试验 表明：裂解重油在一定温度范围内加热，其粘度将逐步增加，而后逐步稳定下 来。以石脑油裂解重油为例，在2 5 0 ( 2 之下加热l o h ，其粘度则由o 6 c m 2 s 逐步 上升到2 2 e m 2 ，s 。其后，粘度大致稳定在这个数值。但是，若加热温度提高到某 一数值之后，则急冷油不能保持稳定的性质，而将发生急剧的聚合而形成结焦。 这个温度称为急冷油的热稳定温度。显然，油洗塔塔釜温度( 以及急冷油循环 系统的温度) 必须保持在急冷油热稳定温度以下。 急冷油的热稳定温度随裂解原料变重而上升，轻柴油裂解时，其热稳定温 第一章文献综述 度约3 2 0 3 4 0 。石脑油裂解时，则降至2 8 0 3 0 0 ( c ) 急冷油粘度的限制。为保证急冷油循环系统的正常运转，要求将急冷 油粘度控制在适当的水平。通常，以保持急冷油粘度在4 5 5 5 c m 2 s ( 5 0 1 2 ) 以 下为宜。急冷油的粘度在很大程度上与油洗塔塔釜温度有关，一般，急冷油粘 度随油洗塔塔釜温度的上升而增加。 工业装置取样表分析表明：急冷油中3 5 0 以下馏分的粘度均较低( 5 0 之 下的粘度均低于0 0 6 c m 2 s ) ，而3 5 0 c 以上重质馏分是粘度很高的重质油，某些 油裂解装置急冷油取样分析结果，如表1 3 所示。 表1 3 裂解装置急冷油取样分析举例 t a b 1 - 3t h ea n a l y s i so f q u e n c ho i l 油样1 油样2油样3 馏程范围 初馏点 l o 1 9 0 1 8 5 1 8 3 2 0 2 2 52 2 12 2 0 3 0 2 5 6 2 5 32 9 1 4 0 2 6 82 6 7 3 0 7 5 0 2 8 92 8 53 2 6 6 0 3 0 43 0 2 7 0 3 2 23 2 l 8 0 3 3 33 4 8 急冷油粘度，c m 2 s0 4 9 0 2o 5 4 9 82 0 8 3 5 5 0 馏出物粘度，c m 2 s 0 0 1 7 2o 0 1 7o 0 2 3 6 5 0 6 0 馏出物粘度，c m 2 $ 0 0 2 8 4 o 0 2 8 l 6 0 7 0 馏出物粘度，c m 2 s 0 0 3 0 8o 0 3 6 7 7 0 8 0 馏出物粘度，c m 2 s o 0 5 8 2 o 0 6 0 4 急冷油残碳，( 、】v t ) 1 1 5 21 1 9 1 5 0 馏出物残碳，( 叭) 0 1 4 9 1 2 第一章文献综述 随着油洗塔塔釜温度的上升，其中轻质馏分相应减少，急冷油粘度将随之 上升。在不加注调质油的情况下，减压柴油裂解时，油洗塔塔釜温度可控制在 2 0 0 2 1 0 。轻柴油裂解时，塔釜温度可控制在1 9 0 2 0 0 c 。石脑油裂解时塔 釜温度则可控制在1 8 0 1 9 0 之间。 为进一步提高油洗塔塔釜温度而又保证急冷油粘度，可在急冷油中注入调 质油。实践证明，急冷油与直馏油混合会在温度降低后因沥青质析出而形成焦 块，从而堵塞管道和设备。因此，必须使用富含芳烃的二次加工油作为调质油 ( 例如，催化裂化回炼油) 。 加注调质油虽然可以在维持急冷油粘度的前提下提高油洗塔釜温，但成本 较高。由于急冷油中3 5 0 以下馏分本身就是粘度较低的调质馏分，因此，设法 使急冷油中保持较多的3 5 0 c 以下轻质馏分，就可以降低急冷油的粘度而维持较 高的油洗塔釜温。1 3 】 ( 3 ) 裂解燃料油和柴油采出量 裂解燃料油汽提塔采出裂解燃料油的流量设定值和裂解柴油汽提塔采出裂 解柴油的流量，确定了汽油分馏塔的物料平衡。如果裂解柴油从汽油分馏塔侧 线采出流量太大，将发生以下情况：增加汽油产品进入到裂解粗柴油侧线的损 失；采出槽以下的内部液体下降量减少；增加循环急冷油和燃料油品的粘度； 汽油产品的干点降低。啊 1 7 燕山乙烯装置汽油分馏塔历史及现状 1 9 7 8 年和1 9 8 4 年，燕山乙烯装置分别进行过两次高负荷的考核，考核结果 都证明了汽油分馏塔是影响3 0 万吨乙烯装置的瓶颈之一，它制约着装置生产能 力的提高，装置投产后实际生产能力达不到3 0 万吨年的要求。再加上物料不 平衡等其他原因，乙烯产量多年来一直徘徊在2 8 万吨年左右。 第一章文献综述 为了消除瓶颈，燕化对该塔进行了一系列的技术改造。首先将该塔由浮阀 塔盘改为填料塔，然后增加一层筛板塔盘，在塔中部增加导热油循环系统，最 后重新设计液体分布器，填料材质由不锈钢改为碳钢及下层填料由2 5 0 y 型改为 1 2 5 y 型等。改造后，提高了汽油分馏塔的处理能力，满足了当时老区裂解炉“9 + l ” 台炉负荷生产要求。 1 7 1 第一次技术改造 燕山乙烯装置汽油分馏塔原设计为板式塔，塔高3 3 5 m ，塔径6 8 m 。塔内 有2 3 层塔盘，其中1 1 6 层为浮阀塔盘；1 7 - 2 3 层为折流板。第一次技术改造内容 主要是将原塔上部l - 1 6 层塔盘更换为不锈钢波纹填料( t b b w - n 型) 。填料总高度 6 4 m ，分两段，第一段高3 4 m ，第二段高3 m 。每段填料上方的液体分布器均为 三级管槽式分布器。每段填料下方均设有百叶窗式液体收集器。该塔改造后的 能力按增加负荷2 0 设计，但改造后由于装置能力限制，汽油分馏塔不能按1 2 0 负荷考核，只进行了钳l ”负荷运行，主要操作参数见表l - 4 。 表1 - 4 汽油分馏塔系统运行参数 t a b i - 4 t h er u n p a r a m e t e r o f t h e g a s o l i n e f r a c t i o n a t o r 从表1 4 可以看出，汽油分馏塔改造后，塔压差大幅度降低了，但塔顶温度 偏高，使部分裂解轻柴油组分被带进急冷塔，造成裂解汽油干点升高，影响裂 解汽油产品质量，同时也增加了急冷塔的负荷。这说明第一次改造中存在的问 题需进一步改造。 1 4 第一章文献综述 1 7 2 第二次技术改造 针对第一次技术改造后存在的问题进行第二次技术改造，改造内容主要包 括：在第二段填料下方增加一层筛板塔盘；增设了热油循环系统，从汽油分馏塔中 部抽出热油，作为工艺水汽提塔的加热热源，热油冷却后再返回塔内，既降低 塔内热负荷，又回收了热量。第二次改造后的考核结果表明，塔运行良好，满 足了“9 + 1 ”台炉的负荷生产要求。相关副产品裂解汽油、裂解轻柴油、裂解燃料 油均满足质量要求，运行参数见表1 - 4 。从表l - 4 数据可见，塔顶温度已由1 2 1 降至1 1 l ，由于增加了1 层筛板塔板，塔压差比第一次改造后略有增加。 1 7 3 第三次技术改造 由于裂解气中易聚合物在塔内填料中积累增多，逐步阻塞填料。第二次改 造后运行不到两年，塔压差已升到1 4 k p a 以上，比改造的设计值高了i 倍。导致 该塔连续4 次发生“液泛”现象。被迫停车检修，更换了第二段填料，对第一段填 料只作了冲洗处理。开车后采取在回流汽油中加阻聚剂的方法延缓结垢，以使 装置维持运行到每年6 月份的大检修再停车。检修其阋我们对汽油分馏塔实旌 了第三次技术改造，主要内容包括：全部更换填料，并且第二段填料由原来的 2 5 0 y 型改为1 2 5 y 型，全塔填料的材质由不锈钢改为低碳钢，采用抗垢能力强 的液体分布器。第三次改造后，该塔运行很好，再也没有出现过结垢堵塞现象。 1 8 乙烯装置汽油分馏塔改造的技术难点 早在二十世纪七十年代，我国从美国鲁姆斯公司和斯通一韦伯公司引进了 五套3 0 万吨年乙烯装置，但长期没有达到标准。自1 9 8 5 年以后，燕山、齐鲁、 扬子、大庆、上海乙烯装置相继进行了系统改造，并陆续达标。在塔系改造和 新塔设计中，技术难度最大的就是汽油分馏塔。从国内外多次改造多次进步， 但仍不够理想这一事实本身，就意味着这是一座国际难塔。该塔设计和改造有 1 5 第一章文献综述 两大难题，即如何解决聚合物和焦化物堵塞填料和液体分布器，从而影响该塔 长周期运行的问题。【4 】 ( 1 ) 气相聚合 液态裂解原料在裂解过程中生成易发生聚合的苯乙烯、茚、和二乙基苯等 不饱合芳烃，这些化合物随裂解气进入汽油分馏塔，因其既非轻组分，亦非重 组分，所以浓集在分馏段填料层下部。由于侧线采出量很少( 仅5 ) ，这些化 合物的浓度虽时间的增加而增浓，随时可能因为过热或某种金属催化剂的作用 而发生间歇性聚合，一旦发生聚合，则速度非常快，黄色聚合物气易堵塞塔内 的填料床层和液体分布器的喷淋小孔。多年的生产实践证明：在急冷油循环段 或热油循环段取热不足，或因故短期停运；分馏段理论板数偏少或回流量偏少； 塔内气液负荷不平稳，气液分布不够均匀、回流液温度不均匀、填料的结构不 够合理，比如金属孔板波纹填料表面压有小皱纹，波峰高度偏小，波纹倾角偏 大，波峰楞线的交叉点偏多，波纹顶角过尖，采用穿钉方法组块：气体分布盘 没有设置或结构不合理，或对聚合物无洗涤作用；进气初始分布器没有设置或 虽设置但布气不够均匀，塔内构件死角、死区较多以及液体分布器和气体分布 盘的抗堵塞能力差等诸多情况下，聚合及由聚合物引起的堵塞问题早已成为国 内外乙烯装置汽油分馏塔的首要难题。为解决这一难题，国外采用专用防垢剂 ( a n t i f o u l a n t s ) 。国内采用阻聚剂有效地控制了该塔的结垢问题，但耗资可观。 ( 2 ) 焦化物夹带 裂解炉在裂解过程中产生的焦化物随着高速气流和循环急冷油进入塔内， 在气液分离不够充分，洗涤效果欠佳以及气体偏流严重等情况下，焦化物是造 成中部取热段填料层及气液分布器堵塞的主要原因，改造前的板式塔每次大检 修都从塔底清出数立方米的焦渣。这些焦化物若有几分之一被带入中部填料层 1 6 第一章文献综述 和分布器必使其堵塞。因此，要消除塔下部的“龙卷风”减少焦化物夹带，增 强洗涤效果，塔的进气初始分布器和洗涤段的折流板是势在必改的内容。 急冷油循环段中焦化物来源有二：一是裂解气夹带进来的，二是急冷油中 夹带进来的。而热油循环段中的焦化物则是裂解气中没有被急冷油洗涤下来的 焦化物和裂解气所夹带的急冷油油滴中所含的焦化物。显然，主要矛盾是急冷 油循环段的填料、液体分布器和气体分布盘被焦化物堵塞的问题。 急冷油循环段的液体分布器之所以容易被堵塞，也是两方面的原因：一方 面是换热后的急冷油中所含的焦化物，更容易被粘附在液体分布器的壁面和喷 淋小孔的孔口处；二是分馏段下部气体分布盘上流下来的热油中带有大量的聚 合物，使该液体分布器的工况更加恶化，更容易被堵塞。 急冷油循环段的格栅填料尽管其抗脏堵能力很强，但被堵塞的可能性依然 存在，究其原因也不外乎三条：一条是急冷油和热油分别带下来的焦化物和聚 合物是污染源；另一条是气相严重偏流，焦化物被带到那里，那里的格栅填料 便容易被堵塞；第三条则是液体分布不均匀，液体冲刷不到的地方，就是容易 被焦化物堵塞的地方。 1 9 乙烯装置汽油分馏塔a b b 两段工艺的技术分析评价 燕山乙烯装置汽油分馏塔采用的是a b b - - l u m m u s 的两段工艺，因此我 们仅针对两段式工艺，概括性的介绍一下其技术发展阶段及对其的技术分析与 评价。 第一阶段：引进技术阶段，作为引进技术阶段代表的是齐鲁乙烯0 6 6 0 0 和 燕山乙烯m 6 8 0 0 ，在该阶段a b b 工艺包的典型结构为分馏段1 3 层浮阀塔盘， 急冷油循环段为7 块折流板。a b b 采用的该结构特点进中国3 0 万吨年乙烯装 置，开车后效果并不理想，塔顶温度 1 2 0 3 2 ，汽油干点 2 1 5 c ，生产能力5 2 8 1 7 第一章文献综述 万吨，年。 第二阶段：达标改造阶段，在该阶段齐鲁乙烯q ，6 6 0 0 和燕山乙烯中6 8 0 0 ， 将其两段工艺改造为三段工艺，其结构特点如下： 燕山乙烯汽油分馏塔分馏段采用3 2 0 0 r a m 的2 5 0 y 填料而齐鲁乙烯则采用 4 4 0 0 r a m 高的5 0 # i m t p 填料；中质油循环段采用3 0 0 0 m m 高的2 5 0 y 规整填料 ( 燕山) 或3 0 0 0 r a m s 0 # 1 m t p ( 齐鲁) ；急冷油循环段采用7 层折流板( 燕山) 或5 层折流板+ 2 层大孔穿流筛板。改造后顶温可以达到1 0 5 i i o c ；汽油干点 也在2 0 5 2 1 0 0 c 范围；生产能力达到3 0 3 2 万吨年，可见改造后的三段式工 艺较两段式工艺指标有明显的改善。 对于中小型乙烯两段式工艺的改造情况如下：中原乙烯汽油分馏塔分馏段 采用8 0 0 0 m m 高的5 0 # i m t p 填料，急冷油循环段采用1 8 层折流板。塔顶温度 为1 1 4 ，釜温为1 7 6 ，生产能力2 2 万口屯年。天津联化乙烯( 第二轮改造) 分馏段采用9 8 0 0 m m 高的7 0 # i m t p 填料，急冷油循环段采用5 0 0 0 m m 高的格栅 填料。塔顶温度为1 2 5 ，釜温为1 7 5 ，汽油干点 _ 2 2 0 c ，生产能力约2 0 万 吨年。 第三阶段：新建大乙烯阶段( 两段式工艺) 。 新建燕山乙烯汽油分馏塔( q ) 9 0 0 0 m m ) a b b 推荐的方案有两个： ( a ) 分馏段采用7 5 0 0 m m 5 0 # l m t p 填料+ 4 层浮阀塔盘，急冷油循环段 为1 8 层折流板 ( b ) 分馏段分两段，4 5 0 0 r a m + 4 5 0 0 m m 高5 0 # 1 m t p 填料，急冷油循环 段为6 0 0 0 m m 高的格栅填料 后由b p e c 和天津某公司共同设计方案为： 分馏段采用7 5 0 0 r a m 高的5 0 # i m t p 填料+ 2 块大孔穿流塔盘，急冷 1 8 第章文献综述 油循环段为6 0 0 0 m m 高的格栅填料+ 一块角钢塔盘； 进气贮液段采用三维复合导流进气初始分布器；塔顶温度约l1 4 ， 釜温约1 9 4 度，汽油干点约2 0 9 。 新建齐鲁乙烯汽油分馏塔( 中9 2 0 0 m m ) a b b 方案为： 分馏段采用1 6 块浮阀塔盘，急冷油循环段采用8 0 0 0 m m 高的格栅填 料，要求保证顶温兰1 0 3 ，釜温为2 0 0 2 1 0 ，汽油干点s 2 0 5 ( 2 。 自1 9 8 5 年到2 0 0 4 年，对比a b b l u m m u s 工艺可以看到如下变化： ( 1 ) 两段工艺变为三段工艺，s & w 公司和k b r 公司在汽油分馏塔的设计 上都是采用三段式( 即：分馏段一中质油段一急冷油循环段) 工艺。实践证明 三段式工艺较两段式工艺好。将a b b 的两段式工艺改为三段式工艺，成效显著。 而目前三段工艺由于其有独特的工艺优势已经在a b b 工艺中占有一席之地( 如 赛克乙烯0 1 0 6 5 0 m m 采用的是a b b 工艺