田保松

(中國石化中原油田分公司天然氣處理廠，河南濮陽 457162)

中原油田天然氣處理廠丁烷廠異丁烷分離裝置是以天然氣處理廠生產(chǎn)的丁烷做原料，采用精餾法生產(chǎn)工藝，由烴泵加壓，經(jīng)流量調(diào)節(jié)及塔前預熱器與塔底產(chǎn)品換熱后，進入精餾塔，塔頂產(chǎn)品為異丁烷(設(shè)計含量為96%)，經(jīng)空冷器冷凝后進入回流罐，一部分經(jīng)回流泵在定量調(diào)節(jié)狀態(tài)下打回精餾塔塔頂;另一部分則進入塔頂產(chǎn)品冷卻器進一步冷卻至≤45℃時，壓入異丁烷產(chǎn)品罐。塔底產(chǎn)品為正丁烷，經(jīng)冷卻至≤45℃時，輸出至產(chǎn)品罐區(qū)。

根據(jù)2010年4月份生產(chǎn)數(shù)據(jù)，丁烷廠處理混合丁烷1 309.451 t，異丁烷產(chǎn)品的收率為82.8%。異丁烷收率過低，在丁烷市場需求量增加，銷售價格看漲之際，進一步提高異丁烷產(chǎn)品收率，開展研究勢在必行。

1 工藝改進

1.1 優(yōu)化工藝參數(shù)，提高產(chǎn)品收率

確定分析影響產(chǎn)品收率的主要因素:溫度、壓力、回流量及原料組分含量，其中原料組分含量由上游控制，丙烷含量控制在1%(物質(zhì)的量分數(shù))。在丁烷分離裝置設(shè)備現(xiàn)有狀況的條件下進料量、進料組成及塔釜加熱蒸汽量、回流量、回流溫度、塔頂冷劑量等已無調(diào)整空間，嚴格控制溫度對精餾塔操作的影響，提高產(chǎn)品收率。

溫度的影響:溫度又包括塔頂溫度、塔底溫度及原料進料溫度。

根據(jù)正異丁烷分離塔的主要工藝參數(shù):混合丁烷原料組成C3(物質(zhì)的量分數(shù))0.52、nC4(物質(zhì)的量分數(shù))67.5、iC4(物質(zhì)的量分數(shù))31.98情況下，進料量2.5 m3/h、塔頂壓力0.810 MPa時T1塔與T2塔數(shù)據(jù)見表1。

由表1可看出，當T1塔底正丁烷的含量增加時，塔頂溫度變化不大，而塔底溫度升高，相應(yīng)塔頂iC4收率也明顯升高。也就是說，T1塔底溫度應(yīng)控制在74.5～76.0℃之間，溫度過低，則T1塔底nC4純度較差，為90%以下;溫度過高，則塔底重組分被蒸至塔頂，導致產(chǎn)品質(zhì)量不合格。因此，在保證產(chǎn)品質(zhì)量的情況下要提高收率必須要嚴格控制T1塔底溫度。

1.2 改善加熱爐燃燒工況，精確控制塔底溫度

丁烷廠導熱油加熱爐為DRL-200YQ型，額定功率為8.37×106kJ/h，于1998年投用，主要為兩套裝置提供熱源。

1.2.1 導熱油爐系統(tǒng)工藝簡介

熱油系統(tǒng)主要為丁烷分離塔底再沸器、高純異丁烷塔底再沸器提供熱量，系統(tǒng)主要包括加熱爐、熱油泵、膨脹槽、油氣分離器、儲液槽等設(shè)備，管網(wǎng)內(nèi)的熱油首先經(jīng)熱油泵加壓，之后進入加熱爐內(nèi)受熱升溫，升溫后的熱油進入塔底再沸器換熱，換熱降溫后的導熱油流入油氣分離器，再由油氣分離器底部回流至熱油泵入口，經(jīng)泵加壓實現(xiàn)循環(huán)。

在油氣分離器的頂部設(shè)置有排氣管線，用于點爐升溫過程中脫水、脫輕組分的溢出。在油氣分離器的中上部，設(shè)有膨脹管線，用于將升溫過程中因受熱膨脹而容積增加的熱油導入膨脹槽。

表1 T1塔與T2塔聯(lián)立工藝模擬數(shù)據(jù)表

圖1 丁烷廠導熱油加熱爐系統(tǒng)工藝流程簡圖

儲液槽是地下罐，在系統(tǒng)最低位置，用于停爐檢修時放凈系統(tǒng)中的熱油。

1.2.2 導熱油加熱爐系統(tǒng)存在問題

導熱油爐存在加熱爐熱效率低、排煙溫度高、熱油溫度達不到設(shè)定值及爐溫波動范圍大的現(xiàn)象。原因在于:①加熱爐空氣配比不合適，以致排煙溫度過高，最高時達到310℃，煙氣帶走大量熱量，降低了加熱爐的熱效率，致使導熱油出口溫度無法達到設(shè)定值;②導熱油老化，對在用導熱油進行了檢測，殘?zhí)亢砍瑯?，導熱油結(jié)碳傾向性增加導致傳熱能力下降，從而影響了熱油換熱效率。

1.2.3 改進措施

以優(yōu)化加熱爐控制參數(shù)及更換導熱油兩個步驟進行實施。

1.2.3.1 優(yōu)化加熱爐控制參數(shù)

由于空氣系數(shù)過小，大量燃氣進入爐膛未完全燃燒便被帶走，以及燃氣壓力過大使得火焰燃燒位置在煙道處偏離正常燃燒區(qū)域，煙道中繼續(xù)發(fā)生氧化反應(yīng)以致溫度超高，大大降低了加熱爐的熱效率。

丁烷分離塔(T1塔)處理量為3.5 m3/h，中原油田分公司裝備監(jiān)測總站對煙道氣中的CO、O2含量的分析檢測數(shù)據(jù)見表2。

表2 熱爐檢測調(diào)整數(shù)據(jù)

表2中序號1行數(shù)據(jù)為未調(diào)試燃氣配比前數(shù)據(jù)，從中可看出煙道中CO含量超標，說明燃燒室中氧含量過低，隨即對加熱爐的配風進行了調(diào)整，發(fā)現(xiàn)燃燒器風門已最大無法調(diào)整時，減小燃氣壓力并不斷檢測煙道中CO含量，在燃氣壓力較為合適時再次調(diào)整風門開度，使導熱油爐處于較理想的運行狀態(tài)。經(jīng)多次試驗、調(diào)試，最后確定將燃氣壓力由原來的6 kPa降為3 kPa，此時該加熱爐的燃燒充分、配風比合適，每小時節(jié)約燃氣42 Nm3。

1.2.3.2 更換導熱油

經(jīng)分析酸值實測值為0.139 mgKOH/g，殘?zhí)亢繉崪y值為0.214%，水分215.8 mg/L，此三項指標與標準值有較大出入。根據(jù)《國內(nèi)導熱油報廢指標》要求，及時更換美孚603導熱油。

對加熱爐系統(tǒng)進行改造，熱油爐溫度可穩(wěn)定在120℃ ±1℃，塔底溫度控制在74.5～76.0℃之間。2010年8月6日裝置開機后生產(chǎn)數(shù)據(jù)見表3。

1.3 改進原料進料方式，提高操控穩(wěn)定性

改變以往夏季裝置開機生產(chǎn)時，氣液混合進料或飽和蒸汽進料方式，對原料進料進行預加熱，采用泡點方式進，避免進料溫度波動范圍較大，導致塔壓波動，從而影響產(chǎn)品質(zhì)量及產(chǎn)品收率;同時，塔底正丁烷產(chǎn)品出料后經(jīng)預熱器與原料換熱，冷卻至40℃以下輸至罐區(qū)，可不用開啟塔底產(chǎn)品冷卻器，裝置能耗降低。

進料方式:①進料為過冷液體q＞1(q值為每物質(zhì)的量進料變?yōu)檎羝锜崃颗c進料的物質(zhì)的量汽化熱之比);②飽和液體(泡點):q=1;③氣、液混合物:0＜q＜1;④飽和蒸氣(露點):q=0;⑤過熱蒸汽:q＜0。

2 實施改進后效果評價

經(jīng)過3個月的試運行，裝置運行平穩(wěn)。取2010年3月11日每隔4個點的參數(shù)與改變進料方式后的數(shù)據(jù)2010年11月13日每隔4個點的參數(shù)進行對比如表5所示。

表5 進料方式改變前后產(chǎn)品質(zhì)量收率對比

3 主要技術(shù)指標

①煙氣中CO含量小于100×10-6，O2含量小于5%;②熱油溫度穩(wěn)定在120℃ ±1℃，精確控制塔底溫度在74.5～76.0℃之間;③減少進料溫度的波動，確保塔壓穩(wěn)定。

4 技術(shù)創(chuàng)新性

①自主調(diào)試摸索出最優(yōu)參數(shù)，確保了產(chǎn)品質(zhì)量合格，進一步提高了塔頂異丁烷產(chǎn)品的收率。②改變原料進料方式，采用泡點進料后，減少了原料進料溫度受外界環(huán)境溫度的影響，操作更容易控制。③在加熱爐煙囪部位增加取樣法蘭后煙氣中各組分含量可即時取樣，保證燃燒效果的及時跟蹤。④加熱爐運行狀態(tài)改善后，保證了用較少量的燃氣產(chǎn)生良好的燃燒效果，從而節(jié)約燃料氣量。

5 經(jīng)濟效益分析

技術(shù)改進后，以每年開機300 d計算，綜合考慮因改善加熱爐燃燒工況節(jié)約燃氣量和改變原料進料方式顯著降低所需熱量與冷量降低成本;確保了塔底溫度穩(wěn)定，產(chǎn)品收率由原來的82%提高至92%，三項綜合盈利74.7萬元。

6 結(jié)論

通過實施泡點方式進料及改善加熱爐工況，節(jié)省了高溫熱源，使精餾段、提餾段上升蒸汽的流量相等，保證產(chǎn)品質(zhì)量同時提高產(chǎn)品收率;加熱爐燃燒器處于理想運行狀態(tài)，CO含量的排放減少，顯著降低對大氣環(huán)境的污染。