田增芹（中國石化股份有限公司天津分公司）

1 概述

天津分公司10 Mt/a 常減壓裝置[1]（以下簡稱常減壓裝置）加工方案是減壓蠟油—減壓渣油加工方案，即減壓蠟油—蠟油加氫—催化裂化，減壓渣油——延遲焦化工藝路線[2]，減壓深拔技術采用的是KBC專利技術。在運行初期，因加工負荷低，減壓爐出口溫度在380～390 ℃運行，2010 年4 月開始提高處理量，進行減壓深拔的初探，在2010年4月15—17 日常減壓標定期間減壓爐出口達到418 ℃，后來一直維持較低的爐出口溫度412 ～413 ℃，摸索操作，在2010 年9 月18—20 日減壓深拔標定，將減壓爐出口提高到設計值423 ℃，但經過標定，操作狀態(tài)及部分產品質量均未達到設計值。期間進行了操作參數(shù)調整及優(yōu)化，在2011 年3 月19—21 日再次進行標定，產品基本達到設計值[3]。一直努力在安全平穩(wěn)運行的前提下提高減壓拔出率，增加經濟效益，因第一周期原油雖然不是按設計原油比例進行加工，但原油主要品種還是以設計原油為主，同時品種不多，有些數(shù)據(jù)還能找出一些規(guī)律，而第二周期，第三周期為增加經濟效益，降低原油成本，增加了很多新的品種，尤其是一些劣質的超輕或超重原油，比例更加不固定，數(shù)據(jù)規(guī)律不好尋找，因此大部分數(shù)據(jù)還是利用的第一周期的數(shù)據(jù)，對于一些特殊情況，也列舉了第二、三周期的數(shù)據(jù)。

2 減壓深拔工藝說明

熱進料從常壓塔底部以設計值358 ℃的高溫和655 710 kg/h 的流量流出。通過八個通路調節(jié)閥把進料分配給加熱爐，這些調節(jié)閥根據(jù)進料量控制來操作，可保證分配給加熱爐八路的進料均勻分布。在加熱爐的對流管束中，油被加熱到大約370～380 ℃，然后流過對流轉輻射回彎管，在此處使爐管注汽注入到每路進料，以便有助于熱管中的汽化。在輻射室繼續(xù)加熱到423 ℃然后進入到減壓塔，在減壓塔頂抽真空20 mm汞柱絕壓下將產品分離出來，減頂氣去焦化裝置回收C3 以上組分，減頂油和減一線同常二線及常三線合并送到柴油加氫裝置生產優(yōu)質柴油，減壓輕蠟油作為加氫裂化的原料生產重整料及優(yōu)質燃料，減壓重蠟油經過蠟油加氫后作為催化裂化的原料，減壓渣油作為延遲焦化的原料繼續(xù)裂解生產汽油、柴油、蠟油和焦炭。

3 減壓深拔工業(yè)應用及工藝優(yōu)化過程

3.1 優(yōu)化常壓塔操作

2010 年1—3 月份，裝置開工初期磨合階段，未進行減壓深拔操作。4月份開始進行減壓深拔，9月進行初次減壓深拔標定，為初次標定操作參數(shù)見表1，初次標定產品質量數(shù)據(jù)見表2。

表1 初次標定操作參數(shù)

表2 初次標定產品質量數(shù)據(jù)

通過表2看出，減二線和減壓渣油能滿足質量要求，減三線殘?zhí)考?日的鐵離子超標，雖然減壓爐出口溫度不斷降低，降低深拔程度，且洗滌油量遠超設計值，使得產品質量有所好轉，但殘?zhí)咳晕催_到設計要求。原因是減壓塔汽液相負荷最大的部位在洗滌油段，由于減壓塔的汽相負荷大，為了保證洗滌段填料的濕潤度，洗滌油流量大幅增加，使得洗滌油段超負荷大約80%左右，洗滌油段分餾效果下降，氣體攜帶造成減三線干點高，殘?zhí)扛?。而造成減壓塔氣相負荷大的原因是常壓塔未拔干凈，部分輕組分攜帶到減壓塔內[4]。分析出原因后，進行了以下調整：

1）提高常壓爐出口溫度。在此之前，常壓爐出口都控制在355～360 ℃，未達到設計值365 ℃，這就使得常渣中攜帶部分輕組分進入減壓塔。提高常壓爐出口溫度后，雖然加大了減壓深拔的力度，但減壓塔壓降反而有所減小，以主油種巴士拉和沙輕1∶1 比例混合為例，常壓爐出口溫度提高后減壓塔壓降變化見表3。

通過表3可以看出，常壓爐出口溫度升高減壓塔壓降相應降低，減三線殘?zhí)恳材軡M足設計要求，在之后的操作中都是將常壓爐出口溫度控制在365 ℃。只有在11年3月和10月?lián)綗捘吓了鼓鲇?，超輕原油的摻煉造成原油換熱熱源減少，換熱終溫降低。為防止爐膛超溫，常爐出口溫度有所降低。

2）提高常壓塔的拔出率[5]，在常壓塔將柴油拔凈。之前，航煤控制干點小于或等于230 ℃，隨著航煤價格上漲，航煤指標改回工藝卡片干點控制小于或等于240 ℃，第二周期，將航煤的工藝卡片逐步提高到小于或等于260 ℃。通過增加航煤抽出，使得柴油中的輕組分減少了，對提高常壓塔拔出率是有利的，然而冬季生產低凝點柴油仍然是現(xiàn)實存在的問題，盡管經過充分調節(jié)常二線、常三線的配比盡量將柴油在常壓塔產出，但還是不可避免的有部分輕組分跑到減壓塔增加減壓爐及減壓塔的負荷，經過與設計部門溝通協(xié)調，在2012 年的大修中，將過汽化油線增加抽出，送到減二中，但經過一年的試運行，因為減二中溫度較高，過汽化油送到減二中立即汽化，未達到預期效果，之后一直未投用，第二周期大修將常四線經過換熱后并入減一中，這樣，即能在降低柴油干點的前提下提高常壓塔的拔出率，降低減壓塔的負荷，同時還避免了常四線的汽化問題。

表3 常壓爐出口溫度提高后減壓塔壓降變化

3.2 優(yōu)化減壓塔操作

3.2.1 減壓爐出口溫度

減壓爐出口溫度提高，有利于提高減壓塔拔出率，利用petro-sim 模擬沙輕：沙重比例為1∶1，減壓塔頂壓力為2.67 kPa 時，減爐出口溫度對蠟油收率的關系見圖1。

圖1 減爐出口溫度對蠟油收率的關系

以下為實際生產情況，以巴士拉：沙輕1∶1為主油種，減壓爐出口溫度與蠟油收率關系（實際生產主油種為巴士拉：沙輕=1∶1）見圖2。

圖2 減壓爐出口溫度與蠟油收率關系

可以看出爐出口溫度提高與減壓拔出率是正相關的，但還和以下幾個方面有關：

生產的安全。因為設計缺陷，閃蒸塔進料管線震動較嚴重，尤其氣化率較高時，一般是調整換熱網絡，降低閃蒸塔進料溫度，當仍然達不到效果的時候，就需要稍微降低減壓爐出口溫度，到目前減壓爐最高操作溫度為421 ℃，只有標定期間達到了設計值，雖然設計部門協(xié)助車間進行了加固，但效果并不理想，因此，這個問題制約了減壓深拔深度，第二個大修將閃蒸塔的兩臺換熱器重新分配布置并重新配管以解決震動的問題，通過第三周期驗證，震動有所緩解，但在加工量大，油品性質輕的情況下還是會震動，車間只能調整操作或聯(lián)系生產部門降低加工量以保證安全生產。

原油性質的變化[6]。煉制油在與原油接近的油種配比的情況下，控制爐出口溫度在420～421 ℃（根據(jù)廠里對各產品庫存要求）。

1）原油性質輕。當煉制輕質原油時，比如單獨煉制沙輕或烏拉爾等原油時，尤其是摻煉凝析油時，因為油品性質較輕，減壓進料減少，若維持高爐溫，一方面，高溫使部分油品裂解，輕組分會造成減壓系統(tǒng)油氣負荷增大，同時，造成燃料浪費，因此，建議適度降低2～5 ℃，或者是調和一些重質油進行摻煉，生產上一般選擇后者，因為，這樣不僅能消化一些價格較低的重質、劣質油，同時還能夠減少參數(shù)的調整、平穩(wěn)操作。第一周期煉制沙輕原油時參數(shù)見表4?？梢钥闯?，操作參數(shù)變化不大，同時產品質量合格。

表4 第一周期煉制沙輕原油時參數(shù)

2）原油性質重。同原油性質輕的原理相同，可以通過摻煉輕質原油達到穩(wěn)定操作的目的，可以忽略不計。

3）膠質含量和瀝青質含量高的原油。在2011年7 月22—27 日及8 月18—23 日期間，煉制科威特，摻煉10%左右的卡斯蒂利亞，因為油品膠質含量及瀝青質含量高，焦化車間出現(xiàn)了彈丸焦現(xiàn)象，對下游裝置危害較大[7]。

為了下游裝置安全平穩(wěn)生產，當再次煉制科威特原油，摻煉卡斯蒂利亞約10%時，裝置降低減壓爐出口溫度至418 ℃，目的就是降低減壓渣油的膠質和瀝青質含量，延遲焦化裝置原料有所改善。

3.2.2 減壓塔真空度

理論上，減壓塔真空度增加，減壓拔出增加[8]。利用petro-sim 模擬三組數(shù)據(jù)（petro-sim 模擬沙輕：沙重=1∶1，減爐出口420 ℃），蠟油收率與真空度的對比關系見圖3。

圖3 蠟油收率與真空度的對比關系

以下為實際生產數(shù)據(jù)，以沙輕∶沙重比例為1∶1為主油種的操作參數(shù)見表5，蠟油收率與減壓塔真空度的關系見圖4。

表5 以沙輕∶沙重比例1∶1為主油種的操作參數(shù)

圖4 蠟油收率與減壓塔真空度的關系

以沙輕∶沙重比例為1∶2 為主油種，操作參數(shù)見表6， 蠟油收率與減壓塔真空度的關系見圖5。減壓塔頂壓力與抽真空蒸汽用量見表7，減壓塔頂壓力與減三線殘?zhí)缄P系見表8?？梢钥闯稣婵斩冉档拖炗褪章适浅氏陆档内厔莸?。當減壓塔頂壓力從2.6 kPa 降低到2.5 kPa，增加的抽真空蒸汽量較多。實際蠟油收率的增加值反而減少，當壓力從2.8 kPa 提高到3.0 kPa 時，減三殘?zhí)籍a品質量過剩，因此，實際操作中將減壓塔頂壓力控制在2.6～2.8 kPa 較為適宜。但到了第二周期，為保證2#柴油加氫催化劑能正常運行，廠里將混合柴油干點控制在不大于375 ℃，因此進入減壓塔的輕質油較多，而提高真空度又要增開一級抽空器，耗費更多的蒸汽，因此，在第二周期，第三周期都是將真空度控制在不大于3.5 kPa，并盡量控制不大于3.0 kPa。

表6 以沙輕∶沙重比例1∶2為主油種操作參數(shù)

圖5 蠟油收率與減壓塔真空度的關系

表7 減壓塔頂壓力與抽真空蒸汽用量

表8 減壓塔頂壓力與減三線殘?zhí)缄P系

3.2.3 塔底吹汽

理論上增加吹汽，能夠提高減壓拔出率[9]，利用petro-sim 模擬不同吹汽變化（沙輕∶沙重=1∶1減頂壓力2.67 kPa，減爐出口溫度420 ℃），塔底吹氣量與蠟油收率的關系見表9。

表9 塔底吹氣量與蠟油收率的關系

在實際操作中，因為影響因素較多，未找到比較好的數(shù)據(jù)的變化趨勢，但在操作中發(fā)現(xiàn)，塔底吹汽會直接影響真空度的變化，吹氣量越大，真空度越低，對蠟油收率又是不利的，結合實際的操作經驗，同時咨詢KBC公司的技術人員后，將吹汽量定在1～1.2 t/h，既保證一定的分離效果，又對真空度影響不會太大。后兩個周期，因計量的孔板的問題，在閥位開度與第一周期基本一致的情況下，吹汽量有所下滑，大約在0.5～0.7 t/h。

4 經濟效益

從412 ℃淺度深拔到目前420 ℃較高溫度深拔，調整真空度及減底吹汽后，剔除原油性質影響，根據(jù)實際生產數(shù)據(jù)[10]，2010 年蠟油收率為30.17%，2011 年全年蠟油收率為30.64%，蠟油收率提高了0.47% ， 按照2011 年原油處理量973.65×104t計算，蠟油價格5 428.49元/t，渣油價格3 073.89 元/t，則年效益為1.077億元/a。

減壓深拔力度增加后，相應會增加燃料氣0.2 t/h、抽真空蒸汽耗量2 t/h、電耗500 kWh/h 及循環(huán)水耗量500 t/h等，按滿負荷1 190 t/h原料計算則，增加能耗為0.426 kg/t(標油)。燃料油按3 070 元/t 計算，年處理量按973.65×104t，則每年需要增加費用為1 277萬元，按2011年數(shù)據(jù)合計增效9 493萬元。僅僅提高了8 ℃一年就增加了近億元的經濟效益，效益明顯。

5 結論

天津石化1 000×104t/a常減壓裝置運行至今已經有12 a，期間經歷了三次大修改造，增加了一些設備，流程也有變動，設計操作參數(shù)也進行了調整，車間根據(jù)設計對實際操作也進行相應的調整，以滿足實際生產要求，但是無論怎么調整，裝置的減壓深拔一直都在進行，經過減壓深拔操作，提高了裝置的總拔，進而增加了裝置的經濟效益，但是在運行過程中，根據(jù)市場需求，曾在2020 年10 月28日至11月1日，和2020年11月18—22日間降低減壓爐出口溫度到390 ℃上下，同時調整減壓塔各操作參數(shù)，以保證瀝青產品質量合格，每次生產一萬余噸瀝青產品，今后也會進行此類適應市場需求的操作。另外，閃蒸塔進料雖然經歷了多次改造，包括換熱器重新排布和進料管線加固，進料震動雖然有所改善，但是當原油性質輕，或者加工量大時震動還是較大，所以為了裝置安全平穩(wěn)長周期生產，減壓爐出口長期控制在420～421 ℃，今后，裝置會繼續(xù)協(xié)同設計部門解決進料震動問題，以探索減壓深拔更加嚴苛的操作條件。