4消除“瓶颈”确保焦化装置的长周期生产.

1、 6 确保焦化装置的长周期生产 采用一炉双塔的生产工艺， 8000 小时。 主要原料为减压渣油， 1997年 4月,公司实施 400 万吨 1 前言 福建炼油化工有限公司延迟焦化装置最初设计加工胜利原油的减压渣油， 处理量 40 万吨/年，循环比 0.4，生焦周期为 24 小时/塔，年开工时数为 补充部分催化油浆，主要产品有焦化干气、汽油、柴油、蜡油和石油焦。 /年改扩建工程 ,装置在不更换主体设备的前提下，通过技术改造使处理能力提高到60万吨 /年。 但由于受分馏塔底结焦、塔盘变形、焦炭塔挥发线结焦及加热炉热效率低、散热损失大等方面影响， 多年来装置的长周期生产受到制约，极不适应“三年一修”

2、的长周期生产要求。近年来，通过采用新工 艺、新技术、新设备，消除操作“瓶颈” ， 达到增强装置的抗干扰能力 ,提高目的产品收率和减少能耗的 控制效果，延长了装置的运行周期，装置最长运行周期达到 562 天。 2 消除“瓶颈” 保证装置长周期生产 近年来，通过对装置分馏塔、加热炉、 DCS 控制系统及先进控制系统等项目的技术改造，加强生产 期间管理和控制，搞好设备的维护保养，保证了装置的长周期生产。 2.1 平稳分馏塔操作 2.1.1 存在的问题 焦化装置分馏塔规格为 3200 X 35835 X (14+3),采用复合钢板制造， 其中1 5层塔盘为单流舌型塔 盘， 631 层为单溢流 F1 型

3、浮阀。 1997 年装置扩能改造时，处理能力由原设计的 40万吨/年提高至 60 万吨 /年，分馏塔改造保持原有塔径不变，塔盘在原有基础上增加开孔率以适应处理量加大的要求，但大 处理量生产时，分馏效果受到制约，塔盘负荷较大，操作弹性降低，存在以下几个主要方面的问题： 切割清晰度不高，重迭现象严重 主要表现在汽油 -柴油、柴油-蜡油馏分重迭， 两者的重迭组分一般均超过 10%，其中柴油蜡油分馏 精度TP= 3.96C，汽油与柴油分馏精度 TP= 23.05C ,汽油干点长期在 200C以上运行 严重偏离汽油干 点179 C的设计指标。 控制方案不理想，分馏塔抗干扰能力不强 中段回流、柴油回流温度

4、均只控制液相返塔物料温度，可以起到稳定回流物料返塔温度目的，但远 没有实现根据塔内气相负荷变化状况及时调整回流量，确保塔内温度平稳，各层塔盘气、液相负荷平衡 的功能，因此，分馏塔的各温控系统应变能力很低，难以消除预热、换塔等周期性操作对分馏塔热平衡、 物料平衡的破坏，柴油泵经常抽空运行。 焦化分馏塔底结焦是延迟焦化装置长期存在，但一直得不到很好解决的技术难题，确保分馏塔底 循环泵长周期运行是预防分馏塔底结焦的重要措施。我公司焦化装置的分馏塔底循环自装置投产以来一 直存在着无法长周期运行的问题，其最长运行时间为96天，分馏塔底循环的停运使分馏塔底部胶质、沥 青质等在高温下进一步缩合生成焦碳的结焦

5、速率加快，直接影响了分馏塔的正常操作，大大缩短了焦化装 置的生产周期。从历次焦化装置检修的情况看，分馏塔底结焦较为严重，最严重的2001 年元月分馏塔底 焦粉沉积接近辐射泵抽出口，而塔底循环线过滤器入口管线全部焦堵。原因是延迟焦化过程沥青质颗粒， 被带入焦碳塔高速油气中或者是焦碳泡沫中。很容易被携带进入分馏塔并沉聚下来。但塔底循环线过滤 器的容量有限，遇到循环泵故障及底循环过滤器切换不及时，则大量粉焦沉积下来堵塞抽出口。在分馏 塔底循环量不变的情况下，塔底抽出口旁区域的油品停留时间往往大于塔底油品的平均停留，形成流动 的死缓区。在较长的停留时间下，塔底的沥青质或胶质等组分容易浓缩和聚集发生缩合

6、反应，造成该部 位结焦。 2.1.2 分馏塔改造： 增设含 6 层浮伐塔盘的柴油汽提塔，提高柴油、汽油分割清晰度，并使之兼有外挂油集油箱功能。 在原来重蜡油抽出位置增设一个重蜡油集油箱，拆除1#舌型塔盘，抽出管线增设立式过滤器。 在分馏塔塔底循环油塔内抽出口位置增设挡焦管，管下端开设4个50mm半圆孔作流净孔；原分馏 塔底循环过滤器改型为 500*243卧式过滤器，容积由原来的0.15m3扩大至0.4m3。滤芯改用6mm的不 锈钢钢板，提高其抗冲击的能力：滤芯采用半圆芯板插入；塔底循环线过滤器增加封油置换及吹扫清焦措 施。 2.1.3改造后效果 延迟焦化分馏塔改造后，全塔操作稳定，切割清晰度高

7、，分馏效果好，柴油收率提高。由表-1及表 -2可见,汽、柴、蜡切割清晰，汽油、柴油馏分脱空操作，蜡油中柴油馏分350C含量6%，控制效果好。 表-1改造后对比分析数据如下： 项目 汽油 柴油 蜡油 改前 改后 改前 改后 改前 改后 密度 719 720 818 865 912 915 馏 程 HK 46 44 134 184 224 10 % 70 74 161 217 356 363 30 % 84 191 379 385 40 % 50 % 95 119 251 277 396 406 70 % 105 322 425 433 90 % 139 154 336 340 479 478 K

8、K 209 173 350 360 513 527 全 馏 93 85 98 97 98 98 表-2改造前后塔内温度状况 项目 改造前 改造后 塔底温度 C 392 380 蒸发段温度C 390 372 重蜡抽出 C / 368 5#塔盘 C / 353 蜡油抽出 C 363 350 中段抽出 C 303 301 柴油抽出 C 265 223 顶循抽出 C 98 135 顶循返塔 C 40 45 塔顶温度 C 102 108 塔顶压力 MPa 0.12 0.123 新增柴油汽提塔，汽提塔液位由柴油出装置流量进行控制，柴油泵运行工况根本好转，保证了柴油 热回流，吸收剂稳定，对稳定分馏塔操作起到

9、了很好的帮助作用。分馏塔内温度梯度明显，分馏效果好, 抵抗焦炭塔周期性操作对塔内热平衡破坏的能力明显增长。 562天，远远高于改造前各个生产周期的 从表-3看出焦化装置分馏塔底循环在第十四生产周期达到 塔底循环的运行时间，也确保装置长周期运行了562天： 表-3各生产周期分馏塔底循环运行时间 生产周期 九 十 十一 十二 十三 十四 运行周期（天） 213 194 243 131 368 562 底循环运行时间（天） 46 43 93 96 72 562 2.2焦炭塔生焦高度控制 焦炭塔的生焦高度与焦化原料的康氏残炭值密切相关，残炭值越大，生焦量越大。我装置的焦炭塔 直径6m,高度29m，生焦

10、高度极限控制在 21.5M以内。当减渣原料中间基渣油含量高时，生焦率可达 26%以上，这时提高处理量，则生焦高度会迅速达到极限高度，影响到安全生产，如何监控好焦炭塔的生 焦高度是解决焦炭塔“瓶颈”的关键。 2.2.1焦炭塔增设中子料位计 我装置于1997年进行扩能改造时，在不改变焦炭塔塔径的情况下，在东西焦炭塔各设有两台中子 料位计监测料位。但是在大处理量生产时，一方面焦炭塔的空塔线速超过推荐焦炭塔空塔线速；另一方 面焦高超常时缺乏可靠的换塔依据，带来的直接后果就是焦炭塔生焦后期泡沫层夹带严重，来不及沉降 下来的焦粉在泡沫层中随油气经大挥发线带到分馏塔内，进入到分馏塔底，引起塔底结焦，加剧炉管

11、结 焦，缩短装置运行周期，严重时甚至导致装置非计划停工。为了更好地提高焦炭塔空高利用率，解决焦 炭塔泡沫层夹带问题，我们2003年在焦炭塔高24米处各增设一台中子料位计，并利用原焦炭塔已安装 的中子料位计所测到的信号，增设焦炭塔料位预测系统。中子料位计并不能随时反映焦炭累积的速率， 在焦炭塔切换的初、中期难以恰当地给定装置进料量，而需留有余地，往往最终焦高小于焦炭塔的实际 容焦能力。我们结合先进控制器的投用利用APC控制器实时地预测最终焦高，并用中子料位仪校正，以 提高预测值的可靠性，为充分发挥焦炭塔的潜能提供了前提。 其原理是利用切换时间管道的温度突变，测出泡沫为0的起始时间信号根据前一天的

12、生焦速度，给 出当日生焦斜率，并以装置处理量和原料密度进行持续校正，以直观显示出预测的塔内泡沫高度。 在中子料位计的辅助监控下，焦炭塔利用率得到大大提高；根据预测高度来进行生产方案的调整、 应对突发事故并对预热、换塔、大吹汽和给水操作作出正确指导；达到最大限度降低消泡剂耗量的目的。 2.2.2注消泡剂： 焦炭塔内高温裂解的油气从部分裂化的焦化原料中逸出，形成很高的泡沫层，其中含有大量焦粉。 焦化后期随油气上升到一定高度时，容易随油气进入大油气挥发线并携带至分馏塔，引起分馏塔结焦。 因此，需要控制泡沫层高度。我们采用向焦炭塔塔顶注入适量XP-02型消泡剂的方法来降低泡沫层高度， 根据中子料位计预

13、测的生焦高度及原料性质选择注入时间、调整炉出口温度及焦炭塔压力，控制泡沫层 的高度。 2.3确保加热炉热效率 焦化加热炉是焦化装置的主要设备，其运行状况的好坏直接影响到焦化装置的长周期运行和处理量 的提高： 2.3.1原来存在的问题： 我装置1997年扩能改造时，加热炉在不更换主体设计的条件下，采用油品热量转移和热负荷重新分 配，通过改热进料，降低循环比，重新调整辐射、对流、注水各段热负荷等手段，将装置的加工能力提 高至60万吨/年： 改造后加热炉的运行中存在热效率较低，排烟温度高及散热损失大等问题，主要原因是： 原蒸汽吹灰炉器无法投用，对流段钉头管长周期运行时结垢严重，造成对流出口温度偏；

14、空气预热器受瓦斯性质影响，预热器翅片局部结硫，烟气流道受阻，换热效果不佳，使排烟温度过高; 加热炉表面热测结果表明炉底，对流室西钉头管段及防爆门周围、弯头箱等部位温度超高，对流段平均散热损失达1146 w/m2。 2.3.2针对上述问题，我们采取的措施： 对流段增设5台声波吹灰器，空气预热器增设1台吹灰器，循环投用，确保每小时内其中一台吹灰2-3 分钟，在较短时间内及时吹灰，避免对流段生产过程中积灰、结垢的滋长，控制炉管外表积聚物滋生， 保证对流段的正常取热，防止亚硫酸盐的腐蚀。 “V槽，同时增大翅片间距，以提高其换热能 空气预热器采用新型管束，即在热烟气端管束翅片开 力及防止流道结硫受阻。

15、部分衬里更换，重新施焊 1*V型保温钉，浇注轻质隔热料，对流弯头箱采用外筑钢模，原浇注的水泥 珍珠岩更新为高温陶纤喷涂；采用玻璃看火孔，以减少散热损失。 鼓风机和引烟机采用变频调速，灵活调节烟气氧含量。 辐射炉管表面温度热偶采用铠装热电偶，增加炉管温度显示准确性，以判断炉管是否结焦。 从表-4改造前后加热炉技术参数对比可看出，采用上述措施后，加热炉热效率得到保证，散热损失 排烟温 度C 烟气氧含 量C 炉壁表面散 热温度C 热效 率% 瓦斯单耗 kg 标油/吨原料 改造前 260 4 . 2 70-120 8 5 2 5. 0 1 改造后 1 74 3. 5 50-70 89 2 2. 8 3

16、 90%保证 表-4 改造前后加热炉技术参数对比 降低。 04年3月在总公司加热炉运行情况检查中，经加热炉专家检测，加热炉热效率最高达到 了加热炉的处理能力。 2.4 汽轮机出、入口管扩径 我装置气压机原采用沈鼓生产的ZMCL-406型离心式气体压缩机，由杭汽生产的NG25/20型多级背压 式汽轮机驱动。装置 60万吨/年扩能改造后，为了适应处理能力的增长，改为2MCL-407型，但为了节省 3.3MPa蒸汽进装置温度，排汽压力均达到设计工况的前提 机组转速仅为额定工况转速13828rat/min 的79%,由于转速受到限制，505调速器无法投入自动状 对分馏塔顶压力控制影响较大，富气经常放空

17、 ，造成3.3MPa蒸汽耗量因背压蒸汽被近少量放空而增 投资，除对汽轮机转子进行改造外，机组其它系统均未作扩能处理，但改造后，气压机的实际工况难于 满足60万吨/年处理量要求，具体表现为：在 下， 态， 大。 针对这种情况，我们对汽轮机出、入口管进行扩径改造，入口管由Dg150mn扩至Dg200mm背压蒸汽 管由Dg200mn扩至Dg250mm改造后，机组主要性能参数能满足生产要求， 压缩气体流量5200-6500nm3/h 时，机组正常工况转速 10300-12000r/min。前期存在的问题得到解决。 2.5投用变频器，降低装置能耗 我们选择焦化装置机泵型号选择过大、流量波动大的、调节阀选

18、择较大的机泵原料泵、中段回流泵 及分馏塔顶空冷风机等17台机泵和空冷电机进行变频改造，原料泵、中断回流泵等机泵分别上一台变频 器，作为主要运行电机，未上变频器的备用电机在开、停工及主泵故障情况下运行，这样可节省投资和 安装空间。以最小的投入，取得最大的效益。 安装变频器后电单耗明显下降。而且由于转速降低，电机和风机都处于轻载运行，风机轴承的机械 磨损减少，泵的密封和其它的配件寿命也大大地延长。年总节电量1526660kw.h，可节约能耗1万大卡/ 吨原料 2.6优化控制系统 我装置原设计控制系统主要由一些不同信号的电川型仪表实现控制，为了适应生产、工程一体化的 信息管理的要求，2002年对该控

19、制系统进行了DCS改造，利用 DCS控制功能齐全、数据处理方便、操 作显示集中、灵活性可扩展性好、系统安全性高等优点，使系统操作稳定性大大增加，保证了装置的长 周期生产。 2004年装置投用先进控制项目。经过现场运行证明，该系统增强了装置的抗干扰能力，提高了装置 生产的平稳性，减轻了操作人员工作负荷。同时，由于控制水平的提高，实现了主要生产指标和质量指 标的卡边控制，提高了目的产品收率，增加了装置效益： 实现过程的自动优化控制，平抑焦炭塔周期性切换操作对分馏塔的严重干扰，减弱分馏塔在焦炭塔预 热、切换等事件发生时操作的波动幅度，保证装置的轻收维持在较高的水平。 装置运行平稳率大幅度提高，能耗下降，处理能力得到提高，目标产品收率增加。 在线预测焦炭塔中焦炭高度，保证了焦炭