常压蒸馏范文

常压蒸馏范文（精选7篇）

常压蒸馏 第1篇

2009年,为解决分公司二次加工平衡问题及进一步节能降耗,北蒸馏装置进行了单开常压系统改造,原减压系统停用。在单开常压系统时,常压炉燃料消耗占装置总能耗的78%,提高加热炉热效率、减少燃料消耗,成为降低原油加工成本、提高装置运行效率的关键。

1 常压炉存在的问题

1.1 设备老化,散热损失大

北蒸馏常压炉衬里为高铝纤维,在运行过程中已多处损坏脱落,特别是辐射室顶部对流室部分损坏较严重,炉表皮个别部位因腐蚀及衬里脱落在长期超温条件下造成减薄或损坏,致使炉壁局部超温、炉表皮变形,炉体散热量大。

1.2 燃烧效果差,炉膛温度高

常压炉设计负荷27.9MW,单开常压系统改造后,装置年设计处理量由300104t下降到227.5104t。改造后常压炉实际热负荷18.7～20.3 MW,与设计负荷相差较大,操作中难以做到多火嘴、齐火苗,炉膛内温度不均匀,火焰长且燃烧不完全,改造前炉内火焰长度达到6 m以上,特别是油气联合时高压瓦斯燃烧不完全而上升至辐射室顶部形成二次燃烧现象,造成对流室下部局部超温,最高达到715℃左右。另外,由于单个燃烧器发热量大,炉膛内温度不均衡,造成四路拔头油温度偏差大,经常超出≤10℃的工艺控制指标。

1.3 空气预热器运行周期短

北蒸馏装置加热炉烟气余热回收系统原采用热管式空气预热器,北蒸馏常压炉烟气出对流室温度大于340℃,极易造成热管因超温爆管,加上热管本身质量问题,空气预热器在使用中易失效,导致运行周期短。由于常压炉燃料以常压渣油为主,烟气中的灰分很容易粘结在热管翅片上而降低传热效果。预热器新投运时换热后空气温度为220℃,但运行不到15 d热风温度即开始下降,3个月后热空气温度只有112℃,排烟温度却达230℃以上,此时检查热管有半数以上失效,热管翅片表面结垢积灰严重。烟气余热不能有效回收,直接影响常压炉热效率,此外,频繁更换热管也使操作费用大幅增加并影响装置安全生产。

1.4 吹灰效果差

常压炉对流室及空气预热器均采用电动旋转式蒸汽吹灰器。吹灰器结构落后,蒸汽耗量大,吹灰效果较差,对流室钉头管及空气预热器热管翅片易积结粘灰垢,导致热阻增大。

2 节能改造措施

2.1 炉体改造

将辐射室中上部腐蚀减薄或损坏炉皮全部更换,常压炉衬里由高铝纤维更换为耐火浇注料加陶纤喷涂衬里。

衬里表面喷涂耐高温辐射涂料。耐高温辐射涂料的主要成分为水性多晶体矿化黑陶瓷,喷涂在陶纤衬里表面,可有效增强炉膛内壁对辐射热量的反射率,提高能量利用率,降低炉体外表面温度,采用HT-1耐高温辐射涂料可使加热炉散热损失率降低18.6%[1]。同时,耐高温辐射涂料在高温下固化后,致密性和整体性均好,耐冲刷不剥落,可以阻隔烟气穿透衬里,有效延长了陶纤衬里寿命,减轻了保温钉及炉壁腐蚀。

2.2 采用LGH强化传热燃烧器

常压炉共有燃烧器12台,其中3台的燃料为装置自产蒸常顶低压瓦斯,其余9台为油气联合燃烧器,燃料为系统高压瓦斯或常压渣油。本次改造将其全部改造为LGH型强化传热燃烧器。

2.2.1 强化传热燃烧器

强化传热技术主要是利用有限空间射流原理,使烟气在辐射室形成强制性循环流场,提高对流传热效果,从而大幅度地提高加热炉的热强度和热效率[2]。

其主要技术特点为:

1)通过强制通风,提高入炉风压,使空气与燃料的混合过程大大加强,喷嘴进风由过去的两级进风改为多级进风,即空气经过二次风门后再次分配,一部分直接进入燃烧室、一部分则通过风孔再分配后进入燃烧室,实现进风的旋流供给。

2)燃气或燃油喷枪均采用多级强化雾化结构,有助于燃料的混合、蒸发和燃烧,实现了燃料在燃烧室内的快速完全燃烧。

3)火盆采用特殊的出口收缩燃烧室结构,提高烟气喉口喷射速度,高温烟气以高速度从收口喷射出来,在炉膛内起到射流作用,使炉膛烟气分布流动更加均匀,通过高速均匀流动的烟气实现强制对流,同时强化对流和辐射传热,这使炉管表面热强度变得更均匀,从而提高炉管的平均热强度。

2.2.2 燃烧器改造方案

常压炉12台燃烧器全部改造为LGH强化传热燃烧器,其中2台经过专门设计,仍以蒸常顶低压瓦斯为燃料,其余10台为油气联合燃烧器。

鼓风机应用变频器,通过鼓风机的变频技术控制入炉空气压力,使其保持在1.0～1.2 kPa,保证强制对流效果。

2.3 烟气余热回收系统改造

2.3.1 空气预热器的选择

针对管束式及热管式空气预热器存在的不足,经过充分的调研与技术论证,改造最终选定板式空气预热器。板式空气预热器的结构特点决定其主要有以下几方面优势:预热器的使用不受烟气温度的限制;传热系数高、压降低;根据需要,可以数个单体进行组合,使用灵活,拆装方便;使用可靠,寿命长。

但在以燃料油或燃料油/燃料气混烧的常减压加热炉上,国内尚没有板式空气预热器的应用先例,因此在改造中根据装置设备空间以及燃料特点,从板式空气预热器的结构形式、材质选用、板间距、板厚以及抗烟气低温露点腐蚀等诸多方面进行新的改进。

2.3.2 改造方案

将原热管式空气预热器拆除,利用其设备基础及空间更新为SBJ型板式空气预热器;原鼓风机、引风机设备及控制方案不变,烟道及风道根据板式空气预热器进行相应改造。

1)预热器模块排列形式:每组2台,用法兰连接,共8组组成一台空气预热器。在结构上采用整体吸收热膨胀,在片间增加导流片以增加片间的稳定性和强化传热;采用双法兰压紧措施,可以保证加热炉的密封性,并且安装、拆卸方便。

2)低温露点腐蚀解决方案:高温段选用碳钢,低温段选用专用钢材涂防腐涂料;侧壁板内侧浇注轻质浇注料用以保温;在空气进出空气预热器的管道上增设旁路设计,由电控蝶阀控制参与换热的冷空气量,通过对进入预热器的空气流量的控制,可以对预热器烟气出口温度(排烟温度)进行方便有效的调节,从而保证排烟温度控制在露点之上,避免露点腐蚀的产生,特别是在冬季环境温度-20℃条件下也能够保证排烟温度高于露点温度,从而保证空气预热器的长周期运行。

3)烟气积灰问题的处理:板式空气预热器的传热片竖放,与烟气流向一致,上、下流动的烟气可直接通过竖放的传热片与水平流动的空气进行换热,降低两侧传热片积灰;板式预热器的单体设计上适当增加板间距,减少烟气灰垢在板间停留的机会,利用烟气的流速把烟气灰垢冲下并排到清灰口部位;设置吹灰器的位置,留有检修空间,方便对预热器底部积灰的检查和清理。

2.4 吹灰器改造

将常压炉电动旋转式蒸汽吹灰器拆除,改造为声波除灰器,分4组共24台,新增5台调节阀及声波除灰系统控制柜。

3 改造效果评价

改造前后加热炉运行参数实测对比情况见表1。

*环境温度。

3.1 燃烧状况明显改善

改造为强化传热燃烧器后,火焰收敛、短促有力、喷射速度高,火焰高度基本在4 m以下。烧油时火焰呈黄白色,烧气时呈蓝白色,燃烧状况明显改善,见图1、图2。

高压瓦斯燃烧更完全,彻底改变了因二次燃烧造成对流室下部局部超温现象。

3.2 炉膛温度明显下降,温差降低

改造后炉膛温度显著下降,在油品进料量同为约220t/h的情况下,炉膛温度由668℃下降至606℃左右,炉膛内各点平均温差较改造前下降32℃(表1)。由于辐射室对流传热被强化,炉膛内热量分布更加均匀合理,四路拔头油温差很容易达到≤10℃的工艺指标。

3.3 烟气余热回收系统运行状况改善

从表1可以看出,板式空气预热器投用后,预热后空气温度由改造前的112℃大幅提高到245℃,且经过近1年的运行,此温度一直没有下降,表明板式空气预热器的换热效率高于原热管式空气预热器,运行周期大幅提高。热风温度没有明显下降也表明经过创新结构设计,传热片积灰而影响传热效率问题得到较好解决。

加热炉排烟温度由原234℃降至162℃,下降幅度达到72℃。曾试验冷流空气全部通过预热器,这时排烟温度可以最低降至134℃。由于目前加热炉燃料为燃料油/燃料气混烧,为防止露点腐蚀,排烟温度控制在160～165℃,在燃料改为脱硫后的天然气/高压瓦斯后,排烟温度可以控制在<140℃,进一步提高加热炉效率。

3.4 加热炉效率大幅提高

使用新型强化传热燃烧器后,燃料燃烧更加完全,热风温度提高也使燃料的燃烧更加充分,烟气氧含量由4%～6%下降至2.54%;衬里更换及耐高温辐射涂料的应用有效地降低了加热炉排烟损失;排烟温度下降72℃,烟气余热的回收更充分,加热炉热效率由改造前的86.4%提高至91.21%,加热炉各主要技术指标全面提高(表2)。

*中国石油股份公司加热炉达标考核指标。

4 经济效益

改造后常压炉热效率提升4.81%,标定燃料消耗下降30.31MJ/t,以年加工量225104t计算,可节约燃料1 629t/a。燃料油按3800元/t计算,每年可降低费用619104元,1年即可收回全部投资。

5 结语

北蒸馏装置常压炉已运行32年,通过采用耐高温辐射节能涂料、强化传热燃烧器、板式空气预热器等一系列新技术,使炉效率大幅提高至91.21%,主要技术指标达到国内先进水平,对同类加热炉的节能改造具有借鉴意义。

在国内常减压加热炉烟气回收系统中首次采用板式空气预热器,投用后热风温度达到245℃且运行1年来没有明显下降,表明板式空气预热器完全可以应用于以烧燃料油为主的常减压加热炉,并能够长周期运行。

参考文献

[1]祝德利,朱朝宾,蔡宏伟.加热炉应用耐高温辐射节能涂料的效果[J].石油化工设备技术,2011,32(1):11-12.

两塔常压蒸馏工段操作规程 第2篇

1.范围

本规程规定了蒸馏工段的任务、工艺、操作要点及事故处理方法

本规程适用于本厂蒸馏工段的工艺控制及操作。

2.任务

通过加热蒸馏的过程，把发酵成熟醪中不同沸点、比重、挥发性的物质分离出来，从而得到规定指标的酒精。

3工艺流程及设备一览表

3.1 工艺流程

蒸汽蒸汽

↓↓

成熟发酵醪→预热器→除杂器→粗馏塔→精馏塔→成品冷却器

→成品酒精→计量罐↓↓

废糟液冷却器

↓↓

污水工段杂醇油

3.2 工艺流程简述：

发酵成熟醪由电动往复泵自发酵中间计量罐输送到醪液预热器与精馏塔气体换热后，依次进入排杂器、粗馏塔，糟液从粗塔塔底部排出，粗馏塔顶粗酒汽进入精馏塔中部，精馏塔顶酒汽又依次进入醪液预热器和五级冷凝器冷凝液流入回流罐，经过第五冷凝器的气体进入醛酒冷凝器，冷凝液进入发酵中间计量罐，不凝气体排入大气。回流泵将各冷凝器的冷凝液输送到精馏塔顶。在精塔上部采出成品酒精经冷却器进入计量罐。从精塔中上部取出杂醇油进入贮罐。精塔底部排出废水液。.3设备一览表

序 号设 备 名 称规 格 型 号单 位数 量备注 1粗 馏 塔套1

2闪 蒸 罐个2

3螺旋板换热器台1

4醪液预热器个1

5精 馏 塔套1

6精塔卧式冷凝器个1

7精塔一二冷凝器个2

8精塔三四冷凝器个2

9精塔五冷凝器个1

10精塔醛酒冷凝器个1

11冷凝液回流贮罐个1

12回流泵台2

13成品冷却器套1

14杂醇油分离器套1

15清 水 泵台2

16精塔排水器个1

4.工艺指标

4.1粗馏塔底温：110---113℃

4.2粗馏塔顶温：98---100℃

4.3粗馏塔进汽压力0.12—0.15 Mpa。

4.4醪液入塔温度：70-75℃

4.5精馏塔底温：108—110℃

4.6精馏塔中温：92—94℃

4.7精馏塔顶温：79—80℃

4.8精馏塔进汽压力：0.06—0.10 Mpa。

4.9排醛温度：≤ 35℃

4.10 成品质量符合GB10343—2002食用普级标准

5.操作要点

5.1 开机前后准备工作

5.1.1 详细检查设备和各管道阀门，将阀门开关调整在正确位置。

5.1.2 与仪表工联系，对蒸馏室的所有仪表、微机检查核对。

5.1.3 联系有关部门，按作业计划时间工汽、供电、供水。

5.1.4联系发酵工段，按作业计划时间送成熟发酵醪。

5.2 试机

5.2.1 开水向各冷凝器供水，观察流量。

5.2.2 将粗塔、精馏塔底的液位调整在玻璃管的1/2高度。

5.2.3 调节好粗馏塔、精馏塔的进汽阀门。

5.2.4 放掉分汽盘及管道的冷却水，徐徐开启总器门向各塔内供汽，开始温塔，并逐步将汽压力调节在0.1-0.3 Mpa.5.2.5当粗馏塔顶升到98--100℃时，开始蒸水保持粗馏塔顶温102--104℃.5.2．6 视各冷凝器有回流液、粗馏塔、精馏塔底部并能正常排出废水时，再进行设备、仪表、管道、阀门全面检查，是否运行正常，有无跑漏现象，即可开始投料。

5.3 投料

5.3.1 经试机正常后，用泵将发酵醪经预热器送入排杂器，然后进入粗馏塔。当粗馏塔顶温度由102--104℃降到98-100℃时，装入正常操作，并要求确定好各塔用汽量，逐步调整冷凝器回流液温度。

5.3.2 粗馏塔底部温度降到110--113℃，精馏塔底部温度降到108-110℃时，可转入正常操作。

5.3.2.1 粗馏塔的操作

5.3.2.1.1蒸汽用量控制;蒸汽分配盘的压力0.12-0.15 Mpa.，蒸汽由塔底进入，采用直接蒸汽加热，蒸汽用量和压力的高低根据操作计划可以随时变动，以塔底废液不跑酒为准。

5.3.2.1.2 进醪;：发酵醪进入排杂器前，预热温度到70--75℃，排杂器的醛酯成分送排杂器冷却器进行冷却，冷凝的酒液送发酵中间计量罐。

5.3.2.1.3 粗馏塔进醪量，根据计划作业量而定，在保证各塔温度不变的情况下，调整进醪和进汽量。

5.3.2.1.4 粗馏塔顶温度：98--100℃

5.3.2.1.5 粗馏塔底稳定在玻璃管液位的1/2—1/3的高度。

5.3.2.2 精馏塔的操作

5.3.2.2.1进 汽：精馏塔用汽量0.06-0.10 Mpa.5.3.2.2.2液 位：精馏塔底液位稳定在玻璃管液位计的1/2—1/3的高度。

5.3.2.2.3半成品的浓度：精馏塔拿油段半成品控制在45—50%（V）。

5.3.2.2.4 精馏塔中温稳定在92--94℃。

5.3.2.2.5 成品酒精的提取：

5.3.2.2.5.1 由精馏塔第一---六个阀门液相提取送入成品冷却器先进行冷却，然后输送到成品计量罐，成品酒精度控制在95—95.5%（V）为宜，成品温度不得超出28℃。

5.3.2.2.5.2 提取成品量的多少，以精馏塔中温（92--94℃）为参考依据，若高出此温度，则少取成品，反之则多取成品。

5.3.2.2.5.3 成品酒精自产自用时，取成品开启上部第1-2个阀门采取，且不要再提取酒头。

5.3.2.2.5.4 成品外销时，取成品位置应下移至第5-6个阀门采取，同时向精馏塔内加碱或高锰酸钾，为降低酒精成品中的酸、酯含量，酒头提取量占成品酒精的1.5-2%，该成品酒精质量应符合GB10343—2002食用普级标准。

5.3.2.2.6 精馏塔底内压力控制在0.02-0.025 Mpa..5.3.2.2.7第二、三冷凝器的酒汽温度控制在65--70℃.5.3.2.3杂醇油的提取

本塔采用液相拿油法生产流程，具体操作分为：试油、提油、压油、拿油、放油等五个阶段，每八小时提取一次，也可以采用间接拿油和连续拿油两种操作方法，由精塔的第18—25板提出。（自下向上）

5.3.2.3.1 试油：试油前两小时，要稳定操作，在各指定控制点不变的情况下，开启第20板油阀1/3圈，引出半成品，经冷却后取250毫升加水250毫升观察含油量，当含油量占取出半成品的50%(V)时，可适当关小取成品阀门，稳定中温开始拿油。

5.3.2.3.2压油;：为了使上升的油层集中道拿油段，当精馏塔中温偏高时，可适当少取成品，采取压油的方法，在压油的操作过程中，要继续稳定操作，可随时拿油。

5.3.2.3.3 提油：精馏塔中温低于92--94℃.时，油层下移，稳定操作，适当多取成品，提高精馏塔中温，将油层提升到拿油段，经试油后达到要求时，即可开始拿油。

5.3.2.3.4 拿油： 经过试油、压油及提油操作后，含油量达到要求时，即可确定油门开关和开启大小，将酒油液半成品直接引出送入半成品冷却器，经半成品检验罩送入杂醇油分离器，加水洗涤，低浓度酒水液控制在20%（V）,然后送入中间计量罐复蒸，上浮的杂醇油送杂醇油贮罐，取油量可按成品0.4%掌握。

5.3.2.4冷凝器的操作

5.3.2.4.1 第1#—2# 冷凝器的出水温度控制在65--70℃

5.3.2.4.2 第3#—4# 冷凝器的出水温度控制在60--65℃，热水去粉碎工序拌料。

5.3.2.4.3 第5# 冷凝器的出水温度控制在55--60℃，然后送热水槽。

5.3.2.4.4 第6# 冷凝器为排醛冷却器，出水温度为自然温度，在回流液中提取酒头，去中间计量罐。

5.3.2.4.5预热器和各冷凝器的总回流液温度控制在60-65℃，然后回强制回流罐，用泵输送到精馏塔顶部，强制回流罐的液位高度控制在液位计的2/5--3/5高度，液位高度通过扬程管的阀门控制。

5.3.2.5临时停机操作

因设备出现原因和电、水、汽等突然停止供给，则采取临时停机措施和操作，处理如下；

5.3.2.5.1 降低进汽压力，由0.13 Mpa-0.16 Mpa降到0.01 Mpa—0.04 Mpa.5.3.2.5.2 中间计量罐停止供醪，开始加水进行缓慢蒸水，使粗馏塔顶温由98-100℃上升到102—103℃时，可停止蒸水。

5.3.2.5.3 此时可以适当多取成品，酒精度达95%(V)时为止，关闭取成品阀门。

5.3.2.5.4 降低总进汽阀门，停止向精馏塔顶供给回流液，精馏塔每层塔板酒分用蒸汽托住，防止下坠，冷凝器不见回流液为准。

5.3.2.5.5 关闭粗馏塔和精馏塔的排水排糟阀门。

5.3.2.5.6将预热器和各冷凝器的回流液放入回流罐。

5.3.2.5.7 当各冷凝器的回流液停止时，各冷凝器停止供水。

5.3.2.6 临时停机后的开机操作

当设备、水、电、汽等恢复后，按作业计划准备开机，操作如下：

5.3.2.6.1 缓慢开启分汽包总汽阀，徐徐使汽压升到正常的工作压力，待粗馏塔顶温升到101--103℃时，开始蒸水。

5.3.2.6.2 向各冷凝器送水，缓慢将汽压、温度、液位开关调整至正常操作位置（切不可瞬间到位）

5.3.2.6.3 待各冷凝器回流正常，回流罐液位正常时，方可启动回流泵，向精馏塔顶部输送回流液。

5.3.2.6.4 精馏塔底部废液边进行蒸馏边缓慢向醪池内排放，并流加适当数量的水，酒度控制在15—20%（V）为宜。

5.3.2.6.5 精馏塔底温缓慢上升到要去时，经化验废水中不在跑酒，可由蒸水改为蒸醪，并停止向中间计量罐排放废水和加水，此时可转为正常操作。

5.3.2.7正常停机操作

5.3.2.7．1成熟发酵醪全部蒸完后，向中间计量罐连续加水冲洗罐底，将罐底蒸完后，继续缓慢蒸水，同时降低进汽压力。

5.3.2.7．2 粗馏塔顶温逐步上升到102-104℃，酒精浓度降到95%（V）以下时，停止取成品，逐渐将总进汽阀门关闭，待各冷凝器回流液停止后，即可停止向各冷凝器供水。

5.3.2.7．3 精馏塔底部和回流罐的低度酒精放入中间计量罐，待下次开机回蒸。

5.3.2.7．4 向预热器和各冷凝器加水冲洗，直至加满为止，然后放人回流罐。

5.3.2.7．5 启动回流泵，将罐内存放的水送入精馏塔顶部内冲涮精馏塔，一直冲涮到无酒味为止，冲涮水由精馏塔底部排出。

5.3.2.7．6 各塔、汽包、冷凝器、拿油设备，各料泵打开排空阀和排污阀，防止冬天冻坏设备。

6．工艺卫生

6.1 每班清理本工段场地，保持地面和设备清洁卫生，为了防止漏电不得用水冲洗设备和地面。

6.2消防器材、用品用具齐全无缺。

6.3生产场地严禁烟火、非工作人员严禁进入蒸馏工段。

7.不正常现象处理

异 常 现 象原因处 理 方 法

一．粗馏塔废液跑酒1.进醪量过大，塔底温度偏低1.减慢蒸馏速度

2.塔底进汽量小，加热程度不足2.增大塔底进汽量

3.进醪量不均匀3.稳定进醪速度

4.两塔间压力不平衡，精塔压力过大，精塔压力偏小，产生倒压3.控制两塔进汽均匀，使压力、温度稳定

5.负荷大，塔内压力过大，蒸发性差5.减少进醪量，稳定进汽量

6.塔底有漏损，汽液接触不良6.视情况决定停车检修

7.塔底液位太低，排出时液少汽多，塔底液位高，加热蒸汽不能充分发挥。塔板有异物，被堵7.控制塔底液位在正常位置，清除异物。

二．粗馏塔堵塞1.醪液中泥沙或纤维杂物堵板1.停车进塔清除

2.排糟器、阀门失灵或管道堵塞2.检查排糟器、管道和阀门

三．粗馏塔顶温低1.进汽量小，进醪量大，醪液加温温度不高1.调整进醪量，加大进汽量，提高塔底温度

2，精塔内压高于粗塔内压2.调整两塔进汽压力至规定范围

3.塔底液位偏低或偏高3.控制塔底至正常液位

四．精馏塔废液跑酒1.塔底进汽量不足，底温偏低1.加大进汽量，提高底温

2.回流比过大，成品采出量过小2.减少回流量，加大成品采出量

常压蒸馏 第3篇

科学技术不断发展, 推动社会各个领域蓬勃发展, 且对能源的需求量也日渐提升, 炼油企业之间的竞争越来越激烈, 为了提质增效、节能降耗, 加强对各个环节的管理十分必要。常压蒸馏装置作为炼油“龙头”装置, 在炼油厂日常生产中占据举足轻重的位置。因此, 加强对常压蒸馏装置生产的研究显得尤为重要。

1 常压蒸馏装置存在的不足之处

首先, 耗能较大, 耗能是常压蒸馏装置的重要衡量标准, 在实际运行过程中, 由于受到装置规模的束缚, 使得综合耗能上升, 增加了成本, 使得企业经济效益大打折扣, 另外, 耗电量及加热炉消耗燃料相对较高;其次, 通过对目前炼油工作实际情况研究发现, 分馏精度及深度没有得到足够重视, 使得炼油精度等工作效果并不理想;最后, 电脱盐作为一种防腐方式和方法, 是确保油品质量的关键, 但是其在工作中效果并不明显, 导致这种情况出现的原因主要是原油性质发生变化后, 没有及时调整电脱盐工作方法, 对炼油厂发展十分不利。

2 解决常压蒸馏装置存在问题的有效对策

2.1 提高重要设备运行效率

加热炉是常压蒸馏装置的重要组成部分, 其耗能量不容忽视。因此, 加强调整和改进加热炉设备运行情况十分必要, 加强对各个细节的管理, 例如:烟气预热回收、吹灰等方面, 与此同时, 还需要积极引进先进设备, 落实好日常维护工作, 并通过严格的控制制度来操控设备运行, 提高系统整体运行效率, 从而实现在有效时间内实现工作效率最大化目标。另外, 还需要注意原油换热时的温度, 由于原油品种较多, 性质变化大, 产品实施计划也会随之发生较大变化, 在实际工作中, 要坚持具体问题具体分析原则, 针对不同品种和性质的原油, 可以通过不同的换热设备来调整终温, 例如:螺旋式换热器等。通过这种方式, 不仅能够减少耗能量, 还能够有效提高生产效率[1]。

2.2 控制装置电能及蒸汽消耗

机泵是该装置的主要耗电设备, 需要加大对其的关注力度, 而实现减少电能消耗的有效途径就是促使其在规定时间内提高效率。因此, 在设备安装时, 需要结合炼油厂规模, 合理选择装置负荷, 并匹配相应的机泵, 对资源配置优化等方面的工作进行适当调整, 只有通过合理的配型, 才能够减少耗能。目前, 科学技术发展, 变频设备逐渐出现在炼油工作中, 将其引进到实际工作中, 不仅能够有效减少电能消耗, 还能够为日后维护和保养奠定坚实的基础, 从而提高企业经济效益。与此同时, 蒸汽消耗也是需要考虑的因素之一, 要将蒸汽等级控制在合理范围内, 一般在0.3MPa至0.6MPa之间, 并将注意力放到炉塔吹汽、汽提工作中。

2.3 提升分馏精度

为了能够为我国经济、社会发展提供更多能源, 重视提升分馏精度至关重要, 主要通过两方面入手:一方面, 更新传统设备, 引进高效能设备, 完善分馏工作;另一方面, 在控制好温度及耗能情况下, 可结合实际情况, 提高汽化率, 并将原油品种及性质变化作为开展工作的基础, 调整和改进生产方案, 优化生产流程和方法, 从而提高分馏精度。

2.4 改良电脱盐运行情况

相比较而言, 我国电脱盐运行技术与国外发达国家水平相比相差甚远, 工作效果不明显。基于此, 要对其加以调整和改良。首先, 破乳剂是原油生产的重中之重, 如果没有破乳剂, 会直接影响脱盐效果, 所以, 要选择合适的破乳剂参与脱盐, 并控制其注入量, 注入量不宜过高或过低, 要兼顾控制成本与脱盐两方面工作。另外, 要积极引进新技术, 提高电脱盐效果, 如超声波电脱盐等。最后, 还需要加强对脱盐工作的监督和管理力度, 规范工作行为, 确保炼油工作顺利开展, 从而有效提高工作效率及质量, 实现企业经济效益最大化目标[2]。

3 结语

根据上文所述, 常压蒸馏装置设备作为炼油厂的核心, 其运行效率的高低, 直接影响企业经济效益。因此, 管理者要重视对其进行管理, 并找到问题所在, 采取有效措施, 积极引进高效能设备, 加强对加热炉、机泵等设备的改良, 提高工作效率, 从而促进我国炼油事业可持续、健康发展。

摘要：近年来, 在社会经济发展背景下, 我国石油事业取得了进一步发展。常压蒸馏作为炼油厂原油加工的基础, 其工作效率及质量高低直接影响生产效率及企业未来发展, 然而, 在其装置运行过程中, 存在耗能高、蒸馏精度偏低等不足之处, 在很大程度上增加了炼油企业运行成本, 如何提高其生产效率和质量水平受到越来越多的关注。本文将对常压蒸馏装置生产运行中存在的不足之处进行分析和研究, 并提出解决常压蒸馏装置存在问题的有效对策, 从而为我国炼油企业可持续发展提供支持和帮助。

关键词：常压蒸馏装置,问题,对策

参考文献

[1]刘冀一, 郭群.加氢技术在汽油质量升级中的应用及发展[J].当代石油石化, 2010, 18 (03) :259-261.

常压蒸馏 第4篇

一、常减压蒸馏装置概述及工艺流程说明

1、装置概述

装置主要设备有30台, 各类设备参数如下。(１)加热炉2台

常压炉1 台, 138,160,000 kJ/h 减压炉1台，75,360,000 kJ/h(２)蒸馏塔4座

初馏塔（塔-1）： 3000×26033 mm 常压塔（塔-2）：3800×34962 mm 汽提塔（塔-3）：1200×24585 mm 减压塔（塔-4）：6400/3200×38245 mm(３)冷换设备116台（不包括空气预热器）

换热器76台，总换热面积11455 m2，其中用于发生蒸汽有1140 m2，用于加热电脱盐注水175 m2；冷凝冷却器40 台，总冷却面积10180 m2。(４)泵55台

电动离心泵42台，蒸汽往复泵1台，计量泵10台，刮板泵2台。(５)风机1台。(６)容器 33个(７)吹灰器26台

其中伸缩式4台，固定式22台。

2、工艺流程说明（1）原油换热系统

 原油从油罐靠静位能压送到原油泵（1#、2#）进口，在原油泵进口注入利于保证电脱盐效果的破乳剂和新鲜水，经泵后再注入热水，然后分三环路与热油品换热到110~120℃，进入电脱盐罐进行脱盐脱水。

 原油在电脱盐罐内经20000V高压交流电所产生的电场力作用，微小的水滴聚集成大水滴，依靠密度差沉降下来，从而与原油分离。因原油中的盐分绝大部分溶于水中，故脱水其中也包括脱盐。

 原油从电脱盐罐出来后注入NaOH，目的是把原油残留的容易水解的MgCl2、CaCl

2转化为不易水解的NaCl，同时中和原油中的环烷酸、H2S等，降低设备腐蚀速率，延长开工周期。然后经接力泵（01#，02#）后分三路，其中二路继续与热油品换热到220~230℃后进初馏塔，另一路则先后经过炉-

2、炉-1对流室冷进料管加热到210~220℃后进初馏塔。（2）初馏系统

被加热至220~230℃的原油进入初馏塔（塔-1）第6层（汽化段）后，分为汽液两相，汽相进入精馏段（第6层上至塔顶），液相进入提馏段（第6层下至塔底）。

 初顶油气从塔顶出来，分四路进入冷1/2-5，冷凝冷却到30~40℃进入容-1。冷凝油经泵（14#、15#）后部分打回初馏塔顶第26层作冷回流，另一部分作重整料或汽油出装置；未冷凝的气体（低压瓦斯）去加热炉燃烧或向气柜放空（亦可以向塔-2顶放空）。冷凝水（pH=8~9）部分用泵（45#、46#）注入挥发线，另一部分排入碱性水下水道。

 初顶循环回流油从塔-1第22层集油箱抽出。由泵（55#、56#）送去换-1/A、B，与脱盐前原油换热后返回塔-1第26层。

 初侧线从塔-1第18层集油箱抽出，经泵（11#、18#）送入常压塔第25层（与常一中合并入常压塔）。

 从塔-1底出来的拨头油由泵（4#、5#）抽出，分两路与高温油品换热，换热至295℃左右，合并，再分四路进入常压炉（炉-1）进行加热，加热到364℃进入常压塔（塔-2）第4层。

（3）常压系统

从炉-1加热出来的油进入塔-2汽化段后，汽相进入精馏段，在精馏段分馏切割出4个产品，液相进入提馏段，在塔底面上方吹入过热水蒸气作汽提用。

 常顶油气、水蒸气从塔顶挥发线出来（在挥发线依次注入氨水、缓蚀剂、碱性水），分七路进入冷-2/1-7，冷却到30~40℃，进入容-2作油、水、气分离。容-2分离出来的冷凝水（pH=8~9）部分用泵（45#、46#）注入挥发线，另一部分排入碱性水下水道。不凝气（瓦斯）从容-2顶出来与初顶瓦斯汇合去炉子燃烧或向气柜放空（亦可以向塔-2顶放空）。常顶汽油由泵（16#、17#）抽出，部分打回塔-2顶作冷回流，另一部分经混合柱碱、水洗进入容-27汽油沉降罐，沉降碱渣后出装置。常顶油亦可作重整料出装置。

 常压二线自塔-2第27层馏出，经塔-3上段汽提，油汽返回塔-2第29层，馏出油由泵（20#）抽出，经换-

3、冷-5冷却至40~45℃进入煤油沉降罐，作航煤或灯油出装置。

 常压三线自塔-2第17层馏出，进入塔-3中段汽提，油汽返回塔-2第19层，馏出油由泵（22#）抽出经预-2、换-5、冷-6冷却到60~80℃后与碱液混合进入柴油电离罐容-

34、35，在罐内15~20kV高压直流电场作用下沉降分离碱渣，再进入柴油沉降罐容-30，沉降后作轻柴油出装置。

 常压四线自塔-2第9层馏出，进入塔-3下段汽提，油汽返回塔-2第11层，馏出油由泵（23#）抽出，经换-

7、冷-7冷却作催化料出装置（塔-2过汽化油自塔-2第7层馏出与常四合并进塔-3下段）。

 常顶循环回流自塔-2第36层馏出，由泵（17#）抽出经换-2与原油换热后返回塔-2第39层。

 常一中回流自塔-2第23层馏出，由泵（12#）抽出经换-4返回塔-2第25层。

 常二中回流自塔-2第13层馏出，由泵（19#）抽出经换-6与软化水换热后返回塔-2第15层。

 常压塔底重油由泵（5）抽出，分四路进入炉-2加热。

（4）减压系统

从炉-2加热出来的常底油（395℃）进入塔-4第4层，在塔内93~98kPa真空度下进行减压分馏。

 塔-4顶油气、水蒸气由挥发线引出（为了防腐注有氨水），分三路进入冷-3-1/A、B、C冷却，冷凝油水流入容-4进行油水分离，未冷凝油汽被一级蒸汽抽空器送入冷-3-2/A、B

冷却，冷凝液进入容-4，未冷凝气被二级蒸汽抽空器送入冷-3-3/A、B、C 冷却，冷凝液进入容-4，最后的不凝气引到炉子燃烧，或向塔-4顶放空排入大气。

 减压一线自塔-4全凝段集油箱馏出，由泵（25#）抽送去与炉用空气预热，然后一进入冷-8冷却至45~60℃，部分打回塔-4顶作冷回流，另一部分作重柴油或催化料装置。

 减压三线自塔-4第17层集油箱馏出，由泵（26#）抽出，经换-

8、冷-9冷却至60~80℃，作加氢裂化或催化原料，进冷-9前一部分打回塔-4作减二回流。冷-9出口引一支路去作重质封油用。

 减压三线自塔-4第11层 馏出，由泵（28#）抽出后，一小部分作减三轻洗油打回塔-4第10层，另外大部分减三油经换-9，一部分作减三回流打回塔-4第16层，另一部分油经冷-10冷却至60~80℃，作加氢裂化或催化原料出装置。冷-10出口引一支路去作重质封油用。

 减压四线自塔-4第6层集油箱馏出，由泵（29#）抽出经换-10，一部分作燃料油到炉子燃烧，另一部分经冷-11冷却至70~80℃作燃料油或催化料出装置。

 减底渣油由泵（9#）抽出，经换-11换热后进入冷-12，然后作氧化沥青，焦化或丙烷脱沥青原料出装置（注：换-11-2/AB出来引一支路到炉作出燃料油用）。

 塔底通入过热水蒸气，目的是降低油气分压，提高拨出率。

二、调节器说明

TC106

T-4顶温,控制减一循流量(主调)

79℃

0~120

FC124

F-2一路进料流量及正常控制值

t/h

0~160

FC114

减一循流量及正常控制值

t/h

0~100

FC125

F-2二路进料流量及正常控制值

t/h

0~160

FC115

减二循流量及正常控制值

t/h

0~160

FC126

F-2三路进料流量及正常控制值

t/h

0~160

FC116

减三循流量及正常控制值

t/h

0~100

FC127

F-2四路进料流量及正常控制值

t/h

0~160

LC112

T-4顶贮罐液面,控制顶产品流量

%

0~100

PC132

F-2炉膛压力,控制挡板开度

-157 Pa

-220~0

PC102

T-4二线产品出口压力,控制采出流量0.83 MPa

0~2

AC105

F-2炉膛含氧量,控制热空气进入量

2.3 %

0~25

PC103

T-4二线产品出口压力,控制采出流量 0.85 MPa

0~2

TC109

F-2热油出口温度, 控制燃料量(主调)393℃

0~600

TC110

F-2炉膛温度,控制燃料进入量(副调)

721℃

0~1200

PC104

T-4三线产品出口压力

1.08 MPa

0~2

FC117

T-4冲洗油流量用正常控制值

t/h

0~20

LC114

T-4冲洗段液面,控制四线产品流量

%

0~100

PC105

T-4四线产品出口压力

1.43 MPa

0~2

LC115

T-4塔釜液面 ,控制塔釜渣油流量

%

0~100

PC106

T-4塔釜渣油出口压力

0.53 MPa

0~2

FC120

F-1一路进料流量

t/h

0~160

FC103

T-1东路进料控制(副调)

159 t/h

0~300

FC121

FC104

FC122

FC105

FC123

LC105

PC131

LC103

AC103

TC101

TC107

FC106

TC108

FC108

TC102

PC101

FC109

LC101

TC103

LC102

TC104

TC105

LC106

LC109

LC108

LC110

LC111

FC110

FC111

FC112

F-1二路进料流量

99.5 t/h

T-1北路进料控制(副调)

176 t/h

F-1三路进料流量控制

99.5 t/h

T-1西路进料控制(副调)

77.3 t/h

F-1四路进料流量控制

98.5 t/h

T-1釜液面控制初馏塔进料(主调)

%

F-1炉膛压力, 控制挡板开度

-157 Pa

T-1顶储罐液面,控制顶产品流量

%

F-1炉膛含氧量, 控制热空气进入量

2.41 %

T-1第25板温度, 控制塔顶回流量(主调)102℃

F-1热原油出口温度,控制燃料量(主调)364℃

T-1回流控制(副调)

20.4 t/h

F-1炉膛温度,控制燃料进入量(副调)

670℃

T-1侧线产品流量控制

10.3 t/h

T-2 顶温, 控制塔顶回流量(主调)

102℃

脱盐罐压力控制

0.13 MPa

T-2回流控制(副调)

24.0 t/h

脱盐罐水面控制

%

T-2第25板温度,控制二线出塔流量

176.7℃

脱盐罐水面控制

%

T-2第15板温度,控制三线出塔流量

297.2℃

T-2四线出塔温度,控制四线出塔流量

353.3℃

T-2顶储罐液面,控制顶产品流量

%

T-3上汽提液面 , 控制二线产品流量

%

T-2釜液面,控制F-2进料流量

%

T-3中汽提液面, 控制三线产品流量

%

T-3下汽提液面, 控制四线产品流量

%

T-2顶循环回流量

t/h

T-2常一中回流量

t/h

0~260 T-2常二中回流量

18.3 t/h

0~50 0-160

0~300

0~160

0~200

0~160

0~100

-220~0

0~100

0~25

0~160

0~600

0~30

0~1000

0~16

0~200

0~0.5

0~50

0~100

0~300

0~100

0~500

0~600

0~100

0~100

0~100

0~100

0~100

0~260

FC113

T-2低吹蒸汽量

2.8 t/h

0~10

FC107

T-1顶循流量

49.8 t/h

0~100

FC118

T-4低吹蒸汽量

3.7 t/h

0~10

FC101

新鲜水注水流量

3.8 t/h

0~10

FC102

注水流量

3.5 t/h

0~10

三、手操器说明

HV1 初馏塔回流罐排水阀 2 HV2 3 HV3 4 HV4 5 HV5 6 HV6 7 HV7 8 HV8 9 HV9

四、开关说明 1 SS1 F-1 2 IG1 F-1 3 173 F-1 4 P-2 5 P2B 6 P55 7 P56 8 P-4 9 P4B 10 P11 11 P18 12 P14 13 P15 14 P17 15 P12 16 P19 17 P-5 18 P5B 19 P16 20 P20 常压塔回流罐排水阀 汽提蒸汽阀 炉-2油路注汽阀 炉-2油路注汽阀 炉-2油路注汽阀 炉-2油路注汽阀 减压阀

减压塔顶罐放水阀 雾化蒸汽兼吹扫 点火 燃油泵 初馏塔进料泵 初馏塔进料备用泵 初馏塔顶循环泵 初馏塔顶循环备用泵 初馏塔釜出料泵

初馏塔釜出料备用泵 初馏塔侧线出料泵 初馏塔侧线出料备用泵 初馏塔回流泵 初馏塔回流备用泵 常压塔顶循回流泵 常压塔一中循环回流泵 常压塔二中循环回流泵 常压塔釜出料泵 常压塔釜出料备用泵 常压塔回流泵 常压塔二线出料泵 21 P21 常压塔二线出料备用泵 22 P22 常压塔三线出料泵 23 P23 常压塔四线出料泵 24 23B 常压塔四线出料备用泵 25 P-1 原油进料泵 26 P42 新鲜水注水泵 27 P41 注水泵

SS2 F-2雾化蒸汽兼吹扫 29 IG2 F-2 30 172 F-2 31 P35 32 P36 33 P25 34 P24 35 P26 36 P27 37 P28 38 P29 39 P30 40 P-9 41 P9B 42 VAC 43 G.Y 44 Y.B 45 ShY 46 JD1 C-7 47 JD2 C-8 48 TC1 49 TC2 50 TC3 51 LOP

五、指示变量说明

T156

T158

T160

T162

F134 点火 燃油泵 减压塔顶回流泵 减压塔顶回流备用泵 减压塔一线出料泵 减压塔一线出料备用泵 减压塔二线出料泵 减压塔二线出料备用泵 减压塔三线出料泵 减压塔四线出料泵 减压塔四线出料备用泵 减压塔釜出料泵 减压塔釜出料备用泵 真空系统投运 公用工程投用 仪表投用 试压合格 加电开关 加电开关 初馏塔顶冷却水 常压塔顶冷却水 减压塔冷却水 原油循环

157℃

T-4一线出塔温度

269℃

T-4二线出塔温度

337℃

T-4三线出塔温度

373℃

T-4四线出塔温度

0.2 t/h

T-3汽提蒸汽量

T157

59℃

T-4顶循回流温度

T159

97℃

T-4二循回流温度

T161

196℃

T-4三循回流温度

F167

14.8 t/h

T-4一线产品流量

F168

63.3 t/h

T-4二线产品流量

F169

52.9 t/h

T-4三线产品流量

F170

6.6 t/h

T-4四线产品流量

T134

117℃

T-2 第39层汽相温度

T148

T124

T129

T131

T126

T137

T138

F162

T136

T139

F142

F143

F144

F163

T177

T178

T179

T180

T214

T173

T174

T175

T176

T201

T133

F173

T224

F172

T121 43

T122

169℃

225℃

98℃

130℃

227℃

304℃

360℃

10.3 t/h

187℃

357℃

t/h

t/h

14.8 t/h

7.0 t/h

397℃

401℃

397℃

397℃

208℃

368 ℃

364℃

363℃

365℃

193℃

294℃

2.3 t/h

267℃

1.3 t/h

35℃

121℃

T-2常二出塔温度 T-1进料温度 T-1塔顶温度 T-1侧线出塔温度 T-1汽提段温度 T-2常三出塔温度 T-2汽化段温度

T-1侧线采出流量(也是T-2中部进料流量)T-2第25层汽相温度 T-2塔釜温度 T-3二线产品流量 T-3三线产品流量

T-3四线产品流量

T-2顶产品流量 F-2一路油出口温度

F-2二路油出口温度

F-2三路油出口温度

F-2四路油出口温度

F-2烟气出口温度

F-1一路油出口温度

F-1二路油出口温度

F-1三路油出口温度

F-1四路油出口温度

F-1烟气出口温度

F-1原油入口温度

F-1燃料油流量

F-1& F-2 热风入口温度

F-1燃料油流量 原油温度

原油预热后入脱盐馆C-7温度

P121

0.8MPa

原油泵(P-1)出口压力

A101

1.0%

原油含水量

T171

211℃

经 F-1对流段原油出口温度

T124

223℃

T-1北路油预热后温度

T123

245℃

T-1东路油预热后温度

F161

391 t/h

T-1进油流量

P123

0.029MPa

T-2塔顶压力

P135

1MPa

F-1雾化蒸汽压力

P122

T130

T141

T142

F135

F136

T127

T128

T132

T147

T143

T144

T145

T146

T152

T153

T154

T155

T166

T167

T168

T169

F171

P125

L104

L107

L113

六、报警限说明

AC103 > 3.0 %

0.054MPa

45℃

110℃

42℃T/hr

0.51 t/h

110℃

43℃

220℃

42℃

212℃

161℃

310℃

206℃

375℃

39℃

53℃

51℃

64℃

77℃

71℃

123℃

168 t/h

0.007 MPa

<60%

<60 %

<60%

(H)

T-1塔顶压力

T-1顶产品入罐温度

T-2顶循出塔温度

T-2顶循入塔温度

F-1雾化蒸汽流量

F-2雾化蒸汽流量

T-1顶循出塔温度

T-1顶循入塔温度

T-1塔釜温度

T-2顶产品入罐温度

T-2常一中出塔温度

T-2常一中入塔温度

T-2常二中出塔温度

T-2常二中入塔温度

T-4塔釜温度

T-4顶一级热交换后温度

T-4顶二级热交换后温度

T-4顶三级热交换后温度

T-4二线入贮罐温度

T-4 三线入贮罐温度

T-4四线 入贮罐温度

T-4釜渣油出厂温度

T-4 釜渣油流量

T-4塔顶真空度 C-1水位

C-2水位

C-4水位

AC103 < 0.8 %(L)

PC131 >-50 Pa

(H)

F173 < 0.2 t/h

(L)

TC107 > 500 ℃

(H)

LC103 > 80 %

(H)

LC103 < 10 %

(L)

LC105 > 80 %

(H)

LC105 < 45 %

(L)

LC106 >80 %

(H)11

LC106 < 45 %

(L)

LC108 > 80 %

(H)

LC108 < 30 %

(L)

LC109 > 55 %

(H)

LC109 < 30 %

(L)

LC110 > 80 %

(H)17

LC110 < 30 %

(L)

LC111 > 80 %

(H)

LC111 > 30 %

(L)

LC112 > 80 %

(H)

LC112 < 30 %

(L)

LC115 > 55 %

(H)

LC115 < 10 %

(L)

AC105 > 3

%

(H)25

AC105 < 0.8 %

(L)

P125 > 0.02 MPa

(H)27

PC132 >-50 Pa

(H)

TC109 > 500 ℃

(H)29

TC101 > 105 ℃

(H)

TC101 < 98 ℃

(L)31

TC102 > 105 ℃

(H)

TC102 < 98 ℃

(L)33

TC106 > 85 ℃

(H)

TC106 < 75 ℃

(L)35

FC106 < 10 t/h

(L)

FC109 < 10 t/h

(L)

图14-1 电脱盐流程图画面

图14-2 初馏塔及常压炉流程图画面

图14-3 常压塔及汽提塔流程图画面

图14-4 减压炉流程图画面

图14-5 减压塔流程图画面

图14-6 控制组画面之一

图14-7 控制组画面之二

图14-8 泵开关组画面

七、冷态开车操作方法

1．开车准备

全部调节器处于手动，全流程的泵处于停状态。

① 打开“G.Y”开关，表示公用工程具备。

② 打开“Y.B”开关，表示仪表投用。

③ 打开“ShY”开关，表示全系统试压完成。

２．进油及原油循环

① 打开原油泵P-1。打开水泵P-41。打开新鲜水泵 P-42。打开JD1开关，使电脱盐罐C-7

加电压20000V。打开JD2开关，使电脱盐罐C-8加电压20000V。

② 手动调节FC101水流量约3.5 t/h投自动,使A101水含量 < 1.0%。手动调节FC102水流量约3.5 t/h 投自动。手动调节PC101压力控制，给定值0.13 MPa投自动。当C-7, C-8水位高于30%, 调节LC101、LC102，给定值50% 投自动。③ 打开初馏塔进料泵P-2。

④ 手动调节FC104、FC103、FC105，对初馏塔进料。当塔釜液位LC105高于30%左右时，打开初馏塔塔釜出料泵 P-4。当LC105接近50%时，手动开FC120、FC121、FC122、FC123输出分别为30%左右，同时将LC105与FC103、FC104、FC105投自动与串级。LC105给定值50%。

⑤ 手动调节 FC120、FC121、FC122、FC123，使常压塔塔釜液位LC108上升，达30%

左右打开常压塔塔釜出料泵P-5。

⑥ 当LC108接近50%时，手动开FC124、FC125、FC126, FC127，输出分别为30%左右，同时将LC108与FC124、FC125、FC126、FC127投自动与串级。LC108给定值为50%。

⑦ 打开减压塔塔釜出料泵P-9，检查减压塔塔釜的两个出料阀, 即 LC115的输出关闭，PC106的输出开约50%。当LC115达到50%时投自动。

⑧ 至此原油全线贯通。打开LOP开关，表示完成原油冷循环操作。

⑨ 通过调节系统的自动控制，使进、出物料平衡，即观察流量F161与F171是否保持

基本相等且各塔釜液位保持稳定。

⑩ 原油冷循环流量调节在正常生产的50%左右（200t/h）。

提示：在自动控制时，改变循环流量的具有自由度的调整环节是FC120、FC121、FC122 和

FC123。

⑾ 原油进料量在后续开车过程中逐步加大，最终达到400~420t/h。

３．一号炉开车

详细开车步骤见加热炉单元。此处按简化开车处理。

① 手动调节PC131的输出为50%。

② 手动调节AC103的输出为50%。

③ 打开燃油雾化蒸汽开关阀SS1（兼蒸汽吹扫）。

④ 打开燃油泵173。

⑤ 打开点火开关IG1（表示一系列点火操作），点燃时有火焰出现。

⑥ 手动渐渐开启TC108的输出达30%时保持。观察一号炉出口温度TC108、T173、T174、T175、T176和炉内温度TC108开始上升，通过调节燃料阀调节器 TC108，可

控制炉温和管内介质出口温度。

⑦ 将烟气氧含量AC103调节为2.4%, 投自动。

⑧ 炉内负压PC131将逐步升高，当达到-157 Pa 左右，投自动。

4．二号炉开车

详细开车步骤见加热炉单元。此处按简化开车处理。

① 手动调节PC132的输出为50%。

② 手动调节AC105的输出为50%。

③ 打开燃油雾化蒸汽开关阀SS2（兼蒸汽吹扫）。

④ 打开燃油泵172。

⑤ 打开点火开关IG2（表示一系列点火操作），点燃时有火焰出现。

⑥ 手动渐渐开启TC110的输出达30%时保持。观察一号炉出口温度TC109、T177、T178、T179、T180和炉内温度TC110开始上升，通过调节燃料阀调节器 TC110 可

控制炉温和管内介质出口温度。

⑦ 将烟气氧含量AC105调节为2.4%, 投自动。

⑧ 炉内负压PC132将逐步升高，当达到-157 Pa 左右，投自动。

５．常压塔开车操作

常压塔开车的同时应随时关注初馏塔和减压塔的状态，有问题及时处理。

① 手动调节燃料调节器 TC108，调节炉-1燃料量, 使原油出口温度TC107以每分钟7~8 ℃上升（实际为0.5℃/min），达150℃时恒温10分钟（实际为3小时），进行热循环 脱水（时间长短也可自定）。

② 以每分钟7~8℃手动调节燃料调节器TC108，提高炉-1温度, 当原油出口温度TC107达

170℃后恒温, 继续进行热循环脱水(时间长短自定)。

③ 手动调节燃料调节器 TC108继续提高炉-1温度, 当原油出口温度TC107达250℃后

恒温, 进行设备热紧10分钟。时间也可长短自定（实际为3小时)。

④ 手动调节燃料调节器 TC108继续提高炉-1温度, 最终使TC107达到3642℃。当塔

顶温度上升时开塔顶冷却水开关TC2。⑤ 当回流罐液位达30%左右打开泵 P16。

⑥ 手动调节回流量调节器 FC109，塔顶开始回流。

⑦ 当常顶C-2罐液位达50 % 时, 将 LC106投自动, 产品进入精制塔进行精制。⑧ 当炉-1 原油出口(常压塔进料)温度达到300℃, 手动调节底吹蒸汽调节器 FC113，流量达到2.8 t/h时投自动。

⑨ 手动开调节器（常二抽出）TC103，当输出达50%且稳定后投自动。

⑩ 观察LC109上升至30%时开泵P20。LC109达到50%投自动。常二线采出柴油进

入柴油精制塔进行精制。

⑾ 手动开调节器（常三抽出）TC104，当输出达50%且稳定后投自动。⑿ 观察LC110上升至30%时开泵P22。LC110达到50%投自动。⒀ 手动开调节器（常四抽出）TC103，当输出达50%且稳定后投自动。⒁ 观察LC111上升至30%时开泵P23。LC111达到50%投自动。⒂ 开中间循环泵P17、P12和P19。

⒃ 调节中间循环回流量, 应根据流程的负荷逐步开大流量，防止抽空现象发生。最终

使FC110达139 t/h，投自动；FC111达151 t/h，投自动；FC112达18 t/h，投自动。⒄ 开汽提蒸汽阀HV3，使F134达到0.2 t/h。

⒅ 如果回流罐下部排水液面高于50%，开放水阀HV2。

⒆ 将调节器TC107和TC108投自动及串级, 控制炉-1油出口温度（即常压塔进料

温度）稳定在364℃。

⒇ 调整回流量FC109，使塔顶温度TC102控制在102℃，将TC101和FC109投自动

及串级。

６． 减压塔开车操作

减压塔开车的同时应随时关注初馏塔和常压塔的状态，有问题及时处理。

① 当塔底液位正常以后，调节炉-2 燃料调节器 TC110, 提高炉-2温度TC109。② 炉-2出口油温度达360℃, 常四采出正常, 打开VAC, 表示减压塔顶真空系统投用。③ 调节塔顶喷射蒸汽手操阀HV8，使真空度 P125达到0.007MPa。

④ 调节炉-2油路注汽阀HV4，使F137达到0.3 t/h； 调节炉-2油路注汽阀HV5，使F138 达到0.3 t/h；调节炉-2油路注汽阀HV6，使F139 达到0.3 t/h；调节炉-2油路

注汽阀HV7，使 F140 达到0.3 t/h。

⑤ 观察塔顶温度上升，当顶温达到60℃时, 开所有侧线冷却器的冷却水开关TC3。

⑥ 打开塔顶循环采出泵P25。

⑦ 手动调节FC114，塔顶开始回流, 控制顶温TC106（正常值为79℃）。⑧ 手动调节塔底吹蒸汽阀，当 FC118 达到 3.7 t/h 时投自动。⑨ 自上而下依次开减

二、减

三、减四抽出泵 P26、P28、P29。

⑩ 自上而下依次开减

一、减

二、减

三、减四循环阀，应根据流程的负荷逐步开大流量，防止抽空现象发生。最终调节FC114 达到48 t/h, 投自动；FC115 达到73 t/h, 投自动；

手动调节 FC116 达到67 t/h投自动；手动调节 FC117 达到12 t/h, 投自动。⑾ 全塔温度基本正常后, 手动开侧线采出调节器 PC102，当压力稳定在0.83 MPa 时

投自动；手动开侧线采出调节器 PC103，当压力稳定在0.85 MPa 时投自动；手动

开侧线采出调节器 PC104，当压力稳定在1.08 MPa 时投自动。

⑿ 手动开侧线采出调节器 PC105的输出约50%，观察LC114达到50%时投自动。再

手动调整PC105，当压力稳定在1.43 MPa 时投自动。⒀ 检查LC115是否自动控制在50%。

⒁ 手动调节顶罐液位LC112，达到50%左右投自动。

⒂ 检查顶罐下部水液位L113, 手操放水阀使L113保持在60%以下。⒃ 转入正常运行, 控制炉-2出口温度使减压塔釜温度稳定在375℃。

７．初馏塔开车操作

初馏塔的能量来自系统的换热网络，随着常压炉、减压炉、常压塔和减压塔的开工，初馏塔也在不断升温。因此，F-

1、F-2点火升温后，先初步将本塔开车（参见如下步骤），当常压塔、减压塔开车达标后再细调本塔直到达标。

① 当顶温达到85℃时, 开塔顶冷却水开关TC1，回流罐见液位。② 开回流泵P14。

③ 手动调节回流量调节器 FC106, 塔顶开始回流。控制顶温TC101为102℃。④ 打开中间循环泵P55。

⑤ 手动调节循环量 FC107，应根据流程的负荷逐步开大流量，防止抽空现象发生。最

终达到49.8 t/h, 投自动。⑥ 检查LC103达到50%时投自动。

⑦ 全塔温度基本正常后, 开侧线采出泵P11。

⑧ 手动调节侧线流量调节器 FC108，达到10.3 t/h, 投自动。

⑨ 根据顶罐下部水液位L104调节放水阀HV1，保持L104 不超过60%。

八、正常操作

开车以后转入正常运行。本装置年处理量3000kt，原油入口流量400~420 t/h左右。进 16 油量在开车过程中需逐步提升，以便达到维持各塔正常运行的能量。操作人员参照正常工况数据表，通过修正调节器给定值及手操阀门开度，使全系统达到正常工况设计值范围以内。操作质量的最高成绩为98分（详见评分标准）。

控制稳定操作完成后，根据教师安排可改变某些操作条件，观察各控制点的影响，或进行调节器参数整定试验，或进行事故排除训练等项目。

九、停车操作

在熟悉全流程工艺、自动控制系统、相关设备、工艺条件及开车操作后，可进行停车操作。操作细节参考开车说明，以下仅给出停车主要步骤。

① 首先要进行降量（减少进料量，关小燃料量，保持进料温度不变）。② 降低采出量。③ 降温（关燃料）。

④ 炉-１出口温度＜310℃时, 关常减塔、汽提塔吹汽，自上而下关侧线。⑤ 炉-2出口温度＜350℃时, 关注汽。⑥ 停各塔中间循环。⑦ 减压塔撤真空。

⑧ 初馏塔、常压塔顶温＜80℃, 停止塔顶冷回流。⑨ 退油。⑩ 停泵。⑾ 其他。

十、事故设定及排除

1．常压塔顶冷却水停（F2）

事故现象：常压塔顶回流罐液位下降，当LC106低于45% 时报警。LC106继续下降为零时，回流断，顶温上升。

事故原因：冷却水停。

排除方法：在画面G3中将TC2开关再置开状态。送冷却水，LC106液位恢复。

2．炉-2灭火（F3）

事故现象：炉-2无火焰，烟气含氧量上升，超过3% 时报警。炉子出口温度TC109缓慢下

降。其后，炉膛压力逐渐上升，超过-50 Pa 时报警。事故原因：灭火。

排除方法：在画面G4中将IG2开关再置开状态。炉-2见火焰，炉出口温度上升。

3．减压塔真空停（F4）

事故现象：当减压塔顶压力P125高于0.02 MPa 时报警。塔顶抽出量F167逐渐减少为零，顶温上升。随着压力继续上升，全塔分离作用下降，减

一、减

二、减三抽出量减

少，顶温下降，当TC106低于75℃时报警。塔底液位上升，导致流量F171增大。事故原因：减压塔真空系统停。

排除方法：在画面G5中将真空系统VAC开关再置开状态。真空恢复。

4．减压塔釜出料泵坏（F5）

事故现象：减压塔釜液位上升，当LC115高于55% 时报警。流量F171下降为零。事故原因：减压塔釜出料泵机械故障。

排除方法：在画面C3中将备用泵P9B置开状态。

5．常压塔二线出料泵坏（F6）

事故现象：常压汽提塔液位LC109上升，当高于55% 时报警。流量F142下降为零。事故原因：常压塔二线出料泵电路故障，在画面G3中无法再启动P20。排除方法：在画面C3中开备用泵P21。

十一、开车评分信息

本软件设有三种开车评分信息画面。1.简要评分牌

能随时按键盘的F1键调出。本评分牌显示当前的开车步骤成绩、开车安全成绩、正常工况质量（设计值）和开车总平均成绩。为了有充分的时间了解成绩评定结果，仿真程序处于冻结状态。按键盘的任意键返回。2.开车评分记录

能随时按键盘的Alt+F键调出。本画面记录了开车步骤的分项得分、工况评分的细节、总报警次数及报警扣分信息。显示本画面时，软件处于冻结状态。在第二幅画面显示时按键盘的回车键返回。两幅画面之间用键“”和“”切换。详见图14-9及图14-10。3．趋势画面

本软件的趋势画面记录了重要变量的历史曲线，可以与评分记录画面配合对开车全过程进行评价。

图14-9 评分记录画面之一

图14-10 评分记录画面之二

十二、开车评分标准

（一）开车步骤评分要点：

1、开车前检查F-

1、F-2 处于停状态, 系统无原油进入，无物料采出。开GY、YB和ShY开关

分

2、电脱盐进原油，进水

分

3、电脱盐加电

分

4、初馏塔进油

分

5、初馏塔釜出油

分

6、常压塔釜出油，总进油量F161大于50 t/h 分

7、减压塔釜出油，且进行原油循环

分

8、炉F-1点火升温

分

9、炉F-2点火升温

分

10、完成初馏塔初步开车分

11、完成常压塔开车分

12、完成汽提塔开车分

13、炉F-2注汽

分

14、开减压塔真空系统

分

15、完成减压塔开车，且终止原油循环

分

总分：98分

（二）正常工况质量评分标准

0.6 < A101 < 1.01

(2分)385 < TC109 < 400

< LC102 < 70

(1分)

-170 < PC132 <-145

< LC101 < 70

(1分)

2.2 < AC105 < 2.7

< TC101 < 103

(2分)

0.25 < F137 < 0.35

< LC103 < 60

(2分)

0.25 < F138 < 0.35

< FC107 < 52

(2分)

0.25 < F139 < 0.35

400 < F161 < 425

(2分)

0.25 < F140 < 0.35

< LC105 < 60

(2分)

< L113 < 80

2.2 < AC103 < 2.8

(2分)

< LC115 < 55

-170 < PC131 <-140

(2分)

0.006 < P125 < 0.008

360 < TC107 < 368

(2分)

< TC106 < 80

< FC110 < 143

(1分)

< F167 < 16 < FC108 < 11

(2分)

< FC115 < 75

210 < T132

(2分)

< FC116 < 70

< FC111 < 153

(1分)

< FC117 <13 < FC112 < 19

(1分)

< LC114 < 55

2.7 < FC113 < 2.9

(2分)

< F171 <180

< LC108 < 60

(2分)

0.48 < PC106 < 0.6

(2分)(2分)(2分)(1分)(1分)(1分)(1分)(1分)(2分)(2分)

(2分)(2分)(2分)(2分)(2分)(2分)(2分)(2分)

350 < T139 < 365

(2分)

1.4 < PC105 < 1.48

(2分)

0.18 < F134 <0.22

(2分)

0.9 < PC104 < 1.1

(2分)

< LC111 < 55

(1分)

0.7 < PC103 < 0.9

(2分)< F144 < 16

(2分)

0.75 < PC102 < 0.9

(2分)

< LC110 < 55

(1分)

< F168 < 65

(2分)

< F143 < 52

(2分)

< F169 < 54

(2分)

< LC109 < 55

(1分)

< F170 < 7.5

(2分)< F142 < 33

(2分)

3.6 < FC118 < 3.8

(2分)

< TC102 < 103

< LC106 < 60

< L107 < 80

(2分)

56(2分)

(1分)

0.12 < PC101 < 0.14

总分: 98 分

常压蒸馏 第5篇

在常减压蒸馏装置中, 原油的品种一旦确定, 柴油的收率或者说常压塔的拔出率, 则主要与进料在常压塔提馏段的温度和油气分压密切相关。进料在常压塔提馏段的温度, 取决于常压炉出口温度与炉出口至常压塔进料段 (即常压塔转油线) 的温降。常压炉出口温度越高, 常压塔转油线温降越小, 进料在提馏段的汽化率越大, 常压塔的拔出率就越高;油气分压取决于常压塔顶压力、塔顶至塔进料段的压降、常压汽提塔的汽提蒸汽量以及塔底汽提蒸汽量。塔顶压力越低, 塔顶至塔进料段的压降越小, 塔底汽提蒸汽量越大, 提馏段的油气分压越小, 进料的汽化率就越大, 常压塔的拔出率就越高。因此, 就常压塔的操作而言, 不外乎在提馏段的温度和油气分压上面做文章。

该装置常压蒸馏塔的产品主要是:常顶油 (石脑油) 、常一线油 (柴油) 、常二线油 (柴油) 、常三线油 (蜡油) 及常压塔底油 (常渣) 。

该装置的电脱盐为三级电脱盐工艺, 常压塔内设50层塔板, 设有常一、常二、常三线3条侧线, 每个侧线均设侧线汽提塔, 另设有常一中、常二中两个中段回流。常压塔是该装置的主要分馏塔, 承担着石脑油、柴油的分离任务。原油经电脱盐后进入闪蒸塔进行初步分馏, 轻质油气直接进入常压塔中部, 闪底油经闪底泵抽出后继续与热源换热, 然后再进加热炉加热到363℃进入常压塔分馏。

2提高轻质油收率的具体措施

2.1调节常压塔底汽提蒸汽量

当常压塔底蒸汽量超过3%以后常底油35O℃前馏分含量可小于2.5%;但再增加汽提蒸汽量意义不大。在常二线馏分按相同的馏程95%点温度控制指标和其他条件不变的情况下, 增加塔底蒸汽量后常二线馏分收率会增加, 常底油中小于350℃馏分含量会减少。增加塔底汽提蒸汽量后常三线轻馏分含量高, 对重馏分影响不大。但当常压塔底汽提蒸汽量达到2.5%以后再提高塔底蒸汽量对常二线馏分收率提高不多, 并且会造成能耗高等其他一系列问题。因此, 常压塔底汽提蒸汽量应控制不超过2.5%, 并应根据实际加工的原油品种进行灵活调整。

2.2调节常压炉出口温度

不同处理量下炼制炼制不同原油时, 随着炉出口温度升高, 常底油350℃前馏分含量降低, 常三线馏分变宽、变重、收率升高, 并且变化幅度远比提汽提蒸汽量时大。但炉出口温度大于365℃时会导致原油裂解及炉管结焦, 所以炉出口温度不宜大于365℃。

2.3控制常三线汽提蒸汽量

通过控制塔底汽提蒸汽量和炉出口温度, 将常底油中350℃馏分含量降至3%以下, 将柴油馏分汽提到常二线和常三线馏分中, 只有控制常三线汽提蒸汽量适宜, 才能把常三线轻馏分汽提到常二线, 通过降低常底油350℃前馏分含量来提高轻质油收率。因此控制常三线汽提蒸汽量占常三线馏分量0.8%～1.2%时, 能将常三线馏分350℃前馏分含量降至2.5%以下。忽略常三线馏分350℃前馏分含量, 常底油收率一般为45%～55%, 通过控制塔底汽提蒸汽量和常压炉出口温度, 常底油350℃前馏分含量由4%降至2%时, 轻质油收率可提高0.9～1.1个百分点, 达到通过降低常底油350℃前馏分含量来提高轻质油收率的目的

3利用常三线补常一中

在本装置, 常三线油以前是作为混合蜡油, 去催化进行二次加工。常三线比柴油略重, 也大多是柴油馏分, 可以作为粗柴油。由于常三线油与常一中回流油温度有所不同, 打人常一中返塔后, 对一中取热及上下塔板的汽液相负荷会产生一定影响, 因此需通过流量控制阀使补入量稳定, 并适当调整常一中回流量, 建立新的平衡状态。而且常三线油回炼过多后, 常二线油馏程变化较大, 在保证产品质量合格的前提下, 回炼量不应过大, 具体内容见表1。

4结论

常减压装置通过适当增加常压塔底汽提蒸汽量、增加常三线油汽提蒸汽量、提高常压炉出口温度、将常三线油进行回炼等措施, 提高了装置的柴油收率, 增加了装置的经济效益。

但值得注意的是:为了增加柴油的收率而采取的一些措施, 在增产柴油的同时, 也存在一些负面性, 也许会顾此失彼。如加大塔底汽提蒸汽用量.提高了柴油收率。但增大了常压塔顶的负荷, 对装置的能耗有一定的影响;常压炉出口温度的提高会大大提高轻质油的收率, 但温度提高会带来炉管结焦, 管内油品裂解等不良后果;常三线回炼虽大大提高了装置的柴油收率, 但对柴油质量有一定的影响。

摘要：青岛安邦炼化有限公司80万吨常减压蒸馏装置通过调节常压塔底汽提蒸汽量、常压汽提塔汽提蒸汽量及常压侧线馏出温度, 控制常压渣油350℃馏出量小于5%, 从而达到降低加工损失率的目的。

常压蒸馏 第6篇

为满足装置对大处理量中东含硫轻油的加工，在装置的主体设备———常压塔塔内件的选择上采用了华东理工大学的专利技术—导向浮阀塔板。该塔自99年11月投用以来，运行了两个生产周期，一直运行良好，产品的收率和各侧线产品馏程都能达到生产的要求。但是从2004年5月开始常压塔在加工较大处理量的轻质油种，出现了一系列不正常的现象，主要有：在中段回流量已提到极大值时,顶回流量仍居高不下,顶回流量对塔顶温度调节不灵敏，常顶干点多次出现跑样；常一线与常顶一级的重叠度变大，闪点低跑频率上升。为此，作者收集了常压塔操作的各项相关参数，尤其是压降的变化，并结合以往开停工检修对常压塔内部情况检查的情况和塔板的内部结构特点，对这些不正常的现象进行了分析，作出了塔顶部系统低温H2S-HCl-H2O腐蚀而导致顶部塔盘结垢严重引起常压塔操作不正常的推测。

1 分析与推测

首先，通过对常压塔系统各操作参数的调整、分析，在排除了因操作因素引起常压塔工况不稳定的可能性后，常压塔设备本身出现问题的可能性变大。设备问题有三种可能性，一是塔盘腐蚀烂穿，二是顶部塔盘结垢严重，三是塔盘上的浮阀大量脱落。通过分析，认为较大的可能性是常压塔顶部塔盘因常压塔顶部系统低温H2S-HCl-H2O腐蚀而造成严重结垢，影响常压塔的稳定操作和分离效果。作出上述推测的依据如下。

1.1 从上一周期停工检修的入塔检查来看，塔顶部塔盘结垢较严重

在2003年4月停工检修时，装置技术管理人员趁常压塔人孔打开之际，进入常压塔内部进行详细的检查，发现常压塔顶部的腐蚀情况较严重，常顶至常一线之间的塔盘积垢严重，部分浮阀严重卡涩；受液盘中垢层较厚。

1.2 导向浮阀塔板不易脱落

导向浮阀具有2只阀腿，操作时，不会出现F型浮阀那种旋转现象，故导向浮阀在结构上十分可靠，不易磨损，不易脱落，从结构本质上减少了浮阀大量脱落的可能性，且从2003年4月入塔检查结果来看，浮阀脱落的比例并不大。从而减小了因塔盘上的浮阀大量脱落而造成操作不正常的可能性。

1.3 常压塔顶的“三注”的影响

原油中所含的盐类经电脱盐系统预处理后，仍残存部分盐类进入常顶系统，造成了低温的HCl-H2S-H2O腐蚀。为减缓腐蚀，确保装置的长周期运行，装置采用了“三注”措施，具体为注缓蚀剂、注氨水-中和剂、注水。其中，塔顶注氨以后会生成铵盐，随塔顶回流返回塔内，可沉积在顶部塔盘、降液管及受液盘上。且Ⅲ常装置的注水具有自己的特点，为初常顶污水回用，其中带有大量垢物，回注到常顶系统中容易造成常压塔顶部塔盘的沉积结垢。

2 推测验证

对以上推测的验证可分为理论和现场实际验证两部分。

2.1 理论验证

华东理工大学的研究人员利用空气-水系统，测定了开孔率为12.3%,板间距600mm,出口堰高30mm的导向浮阀塔板液流强度和阀孔动能因子对塔板压降的影响。试验结果绘于图1ㄢ

由图1可以看出，在液流强度一定和塔板结构已定的前提下，在浮阀全开以前，塔板压降几乎不随阀孔动能因子变化而变化；在浮阀全开后，塔板压降随阀孔动能因子增大而增大。

阀孔动能因子计算公式如下：

式中:Fo———气体通过阀孔时的动能因子；

VS———上升气体量,m3/s;

D———阀孔直径,m;

N———阀孔数；

ρ———气体密度，kg/m3;

如果常压塔顶部塔板结垢堵塞的假设成立，就相当于塔板的开孔率下降,塔板上的阀孔数N下降。根据上述公式，并结合图1，可推出在气相液负荷不变和塔板结构已定情况下，塔板的动能因数Fo增大，塔板的压降将相应增大。

根据上述原理，作者收集了自2003年11月1日以来的常压塔压力降数据(由于篇幅所限,本文中不将这些数据一一列出)，分析常压塔的压降是否存在明显的变化。但作者在收集了足够的数据后，发现由于存在测量误差、汽液相负荷变化干扰和随机干扰，压降数据的变化虽存在一定的规律，但是不够明显。在此情况下采用了EXCEL中的数据分析工具“单因素方差法”。该法可以在大概率取样的基础上减少随机干扰的影响，从而检验出压降与不同的时间阶段是否有相关性，即在不同的时间阶段内压降是否发生了显著变化。

具体作法如下：

(1）定义：顶部压降=闪蒸塔进料段（27层塔板）压力-塔顶压力；

下半部压降值=塔底压力-闪蒸塔进料段（27层塔板）压力；

(2）根据常压塔不正常工况最初出现在2004年5月，从而将时间段分为2003年11月1日至2004年4月30日和2004年6月1日至2005年1月28日两个阶段；

顶部压降的统计分析结果如表1ㄢ

注：其中“组间”就是影响压差的因素，“组内”就是误差，“总计”就是总和，“偏差源”就是方差来源，“SS”则是平方和，“df”为自由度，“MS”就是均方,”F”就是F比,”P-VALUE”则是原假设成立的概率,”Fcrit”为拒绝域的临界值。

从表1可以看出，F>>F crit，可得出结论：前后两个时间阶段内闪蒸塔进料段（27层塔板）至塔顶的压力降有显著的差异。且从均值可以看出，后一阶段塔顶压降要高于前一阶段8kPaㄢ

在相近的原油性质,加工负荷和产品方案的前提下筛选压力降数据，即将汽液相负荷限定在类似范围内，减少汽液相负荷变化干扰后再次作“单因素方差法”分析，分析的结果表明:F与F crit的差值进一步变大，相关性得到提高。具体见表2ㄢ

由表2可以看出,在剔除了干扰因素后,F与F crit的差值进一步变大，相关性得到提高。

同样得对常压塔下半部压力降变化进行统计作图，见图2ㄢ

从图2可以看出，排除仪表校表干扰后，常压塔下半部的压降很稳定，维持在50 kPa左右，波动范围不大于2.0kPaㄢ

综上所述，通过统计分析，证明了常压塔顶部压降在2004年5月的前后发生较为显著的变化，从而在理论上验证了常压塔操作不正常的原因可能是塔顶部系统腐蚀而造成塔盘结垢，并在结垢达到一定程度时对常压塔运行工况带来不利影响的推测。同时，通过对顶部压降变化与下半部压降的比较，可作出塔下半部不存在严重的结垢现象的推测。

注：筛选原油密度<846kg/m3,加工量>900t/h,常顶一级外排量>60t/h时的数据。

注：仪表在2003年12月11日对塔底压力仪表PR306进行校表后压力值出现变化。

2.2 现场检查确认

2006年3月，Ⅲ套常减压装置进行停工检修，利用此次机会，对塔内部情况进行了实地的勘察，检查结果如下：

上部第一层塔盘全部冲翻，二、三层分别冲翻了50%和30%，且冲翻塔盘浮阀基本脱落。常一线上4～11层塔盘及受液盘上脏物堆积严重，估计总量接近10吨，大部分浮阀处于卡死或全开状态，少部分脱落。11层以下塔盘相对较干净。

3 不正常工况起源的进一步分析

在常压塔工况不正常的起因得到证实后，作者又对腐蚀导致出现塔盘结垢严重，进而导致塔盘上浮阀失效或塔盘冲翻的机理进行了进一步的分析，分析结果如下：

(1）常压塔4～11层塔盘及受液盘上脏物堆积严重，主要原因是：

(1)塔内脏物主要为常顶换热器E102腐蚀产物，因常顶回流罐容量小，加之脏物颗粒细小，致使回流液中携带的腐蚀产物因回流罐停留时间不够而分离不干净，部分腐蚀产物经回流带入塔内。

(2)顶部塔盘冲翻后造成内回流不正常，4～11层间气、液分布严重不均，且存在较多死角，致使脏物汇集成堆。

(2）常压塔1～3层塔盘浮阀脱落、塔板冲翻原因是：

(1)常压塔顶部油气H2S、Cl-浓度高，腐蚀性强，浮阀因腐蚀减薄，在高气流冲刷下脱落；

(2)塔盘压板和固定螺栓因腐蚀及塔盘振动磨损减薄，造成塔盘固定松散，加上塔盘上积垢严重，阻力大，遇常压塔操作波动(如停电时常顶回流及中段回流突然中断)时，造成塔盘瞬间受到巨大冲力的情况下可能造成塔盘侧翻。

4 结论

综上所述，引起常压塔操作不正常的主要原因是常压塔顶部系统严重的低温H2S-HCL-H2O腐蚀。为了解决这一问题，，可采取以下措施。

(1)搞好装置的“一脱三注”工作，减缓常顶低温腐蚀；定期对常顶回流罐进行拉空，尽可能避免垢物重新进入常压塔内。

(2)在轻质油种加工任务较重，常压塔操作工况有明显恶化趋势时可考虑在线清洗方案。

(3)稳定常压塔的操作，避免塔操作负荷大幅度的变化对塔内件的冲击损坏。

(4)在公司系统范围内，积极寻找常压塔顶系统冲洗水较高品质的替代水源。

(5)合理分配加工负荷，将能在初馏塔中拔出的组分要尽可能在初馏塔拔出；搞好常压塔三个回流的比例，控制常顶回流不大于150t/h；稳定常一线拔出量，在常一线kk过高时，不可一味降常一线拔出量，加重常压塔顶部的负荷。

摘要：镇海炼化公司第三套常减压装置从2004年5月开始在实际运行中出现分离效率下降及局部超负荷的问题。针对此问题,作者收集了常压塔操作的各项相关参数,利用数理统计方法对出现的问题进行了分析与推测验证,并结合停工的实测结果对分析的原因进行验证,最终确认造成上述问题的主要原因是因常压塔顶部低温H2S-HCl-H2O腐蚀严重造成的塔板堵塞,并提出相应的对策。

关键词：常压塔,腐蚀,塔板,压降

参考文献

常压蒸馏 第7篇

文章对常压炉热效率低的原因进行了分析, 实施了改进措施, 结果表明, 加热炉烟气排放温度下降54℃, 炉体表面温度下降15℃, 燃料消耗下降13%, 加热炉效率由87.58%上升到89.88%, 效果明显。

1 常压炉存在的问题及分析

常压加热炉设计为双辐射室方箱炉, 对流室公用。对流室下层安装有6排油管, 5排蒸汽翅片管, 烟气出对流室设有无机热管空气预热器。

1.1 烟气排放温度高

常压炉平均炉膛温度为741℃, 经过后置空气预热器后烟气的排放温度达到240℃, 较设计值150℃高90℃。对流室传热条件见表1。

从表1看, 对流室油与烟气换热时, 烟气温降159℃, 对数平均温差达到348℃, 表面热热强度为22170w/m2, 为设计的105.67% (表1中括号内数据为设计值) , 这说明对流室油管传热面积不足, 导致上升烟气温差过小, 是烟气出对流室温度较高的主要原因。同时, 可以看到, 蒸汽炉管传热强度仅为设计的70.35%, 原因是装置各塔底汽提蒸汽在常压炉对流室取热, 设计使用过热蒸汽为系统0.30MPa的乏汽, 实际生产中由于乏汽压力不足, 并且带水严重, 生产中改用1.0MPa主汽。过热蒸汽取热焓值下降14.3103kcal/kg, 并且设计过热蒸汽用量11.375t/h, 生产中为节约蒸汽用量, 实际用量在3.4～8.3t/h, 取热量下降。

1.2 炉墙体表面温度较高

常压炉炉墙外表面温度一直较高, 达到67℃, 散热损失较大。

2 改造内容

2.1 对流室改造

对流室设计建造期间上中段预留有32根空管位, 本次改造在对流室中段增加2排翅片管油品炉管共16根, 在上段增加2排翅片管蒸汽炉管共16根, 蒸汽进出口位置及大小都没有变化, 油品进出口的大小未变, 只是4个进口位置比改造前抬高了2排管位。改造后管位对照如图1所示。

2.2 炉墙内壁做喷涂

本次改造在辐射室炉墙内壁喷涂型隔热材料, 降低炉墙外表面温度, 减小散热损失。

3 改造效果及讨论

3.1 改造结果

改造后装置于2008年9月27日开工, 10月份之后装置大负荷生产, 2009年11月对装置进行了生产标定, 从表2标定数据可见, 改造后常压炉的各种操作性能均较改造前有所改善。

3.2 讨论

1) 从表2得出, 在常压炉对流室增加油管传热面积后, 烟气出对流室温度由445.6℃下降到387℃, 下降58.6℃, 这也正好是烟气经过油管换热段的温降, 说明, 在常压炉对流室增加油管有效地降低了烟气温度。

2) 由于增加了对流室油管后, 烟气上升阻力增大, 会影响蒸汽和烟气的换热效果, 为了保证蒸汽过热温度大于380℃, 同时增加了蒸汽管排。从表2看, 过热蒸汽温度为413.7℃, 达到了预期效果。

3) 在辐射室炉墙内壁喷涂型隔热材料后, 炉体表面温度由67℃下降到52℃, 炉体表面热损降低。

4) 从表2得出, 改造后加热炉燃料消耗由6.61Nm3/t下降到5.75Nm3/t, 下降率13%, 热效率由87.58%上升到89.88%, 效果明显。和改造前相比, 加热炉操作状况有所优化, 如过剩空气系数由1.54下降到1.14, 但烟气排放温度仍然高于设计值150℃, 效率低于设计值91%。分析认为, 需要进一步完善空气预热器体系, 例如采用“窄点”技术, 利用装置低温排弃能优化空气预热器取热, 进一步提高空气入炉温度, 降低烟气排放温度, 使加热炉效率达到设计条件。

4 结论

1) 在常压炉对流室增加油和蒸汽与烟气的换热面积, 使烟气排放温度由240℃下降到186.8℃;同时, 在常压炉辐射室壁采用保温喷涂保温技术, 使加热炉表面温度由67℃下降到52℃。加热炉燃料消耗下降13% (v/v) , 加热炉效率由87.50%上升到89.88%, 改造取得了一定的效果。

2) 改造后常压炉排烟温度和热效率仍然没有达到设计条件, 需要进一步完善空气预热系统。

摘要：加热炉是常减压蒸馏装置主要的能量转换设备, 其热效率对装置加工能耗影响较大。就此对兰州石化公司5.0Mt.a-1常减压蒸馏装置常压加热炉热效率低的原因进行了分析, 并实施了一系列技术改造 (完善) 措施, 使常压加热炉热效率由87.58%提高到89.88%, 降低了燃料消耗。