唐明朋

(揚子石化泰州石油化工有限責(zé)任公司，江蘇 泰州 225300)

0 引言

揚子石化泰州石油化工有限責(zé)任公司常減壓蒸餾裝置，設(shè)計加工規(guī)模60萬噸/年，實際加工量約50萬噸/年，以蘇北石蠟基原油為原料，生產(chǎn)特色溶劑油及蠟系列相關(guān)產(chǎn)品。裝置減頂抽真空系統(tǒng)經(jīng)過多次局部改造后出現(xiàn)了瓶頸，減壓塔內(nèi)件運行7年未進行檢修，導(dǎo)致了減壓系統(tǒng)運行質(zhì)態(tài)變差，減壓拔出率明顯降低。通過對減壓系統(tǒng)進行消瓶頸檢修改造，對工藝操作參數(shù)進行優(yōu)化調(diào)整，真空度達到同類裝置先進水平，減壓拔出率明顯提高，能耗明顯降低。

1 減壓塔工藝簡介

泰州石化常減壓蒸餾裝置的減壓塔為潤滑油型，減壓塔底少量注汽，滿足減壓側(cè)線產(chǎn)品粘度、餾程、顏色及殘?zhí)康戎笜?biāo)要求。采用三級抽真空(兩級蒸汽抽真空+一級機械抽真空)，一級冷凝冷卻為濕空冷，二級冷凝冷卻為水冷，末級不凝氣去往加熱爐燃燒。精餾段設(shè)7段高效孔板波紋填料，進料采用雙切環(huán)流氣液進料分布結(jié)構(gòu)并配合了能量分布器，提餾段采用了4層淋降塔盤，汽化段上方設(shè)洗滌油(臟洗油)流程，減底設(shè)急冷油流程。減壓塔設(shè)置5個側(cè)線、1個頂回流和2個中段回流。

2 存在的問題及原因分析

2.1 減頂抽真空系統(tǒng)瓶頸導(dǎo)致真空度偏低

2019年上半年減頂真空度平均約95 kPa，明顯低于同類裝置98 kPa的指標(biāo)水平。在其他條件不變的情況下，如果真空度降低，打破了塔內(nèi)油品的油氣分壓和溫度的平衡關(guān)系，油品的沸點會升高，氣化率下降，收率也下降[1]。

對減頂抽真空系統(tǒng)進行分析，減頂真空度低的原因主要有以下2點：(1)塔頂油氣餾出管線的流動壓降大。抽真空系統(tǒng)經(jīng)過多次局部設(shè)備更新，蒸汽噴射器能力提高，但塔頂至濕空冷器管線管徑?jīng)]有擴徑(塔頂揮發(fā)線管徑DN350)，導(dǎo)致了塔頂油氣混和物在揮發(fā)線中的流速快，流動阻力增大。同時，多次組織改造了塔頂油氣管線配管走向，管路上彎頭多，也導(dǎo)致了管路壓降增大。(2)濕空冷冷卻效果差，存在漏空氣情況?？绽涔苁谕獠抗赶赂g與內(nèi)部HCl-H2S腐蝕雙重侵蝕下，造成了管束泄漏。一般泄漏點很小時，聽不到空氣通過泄漏點振動尖叫聲[2]。

2.2 塔內(nèi)件結(jié)焦導(dǎo)致精餾段壓降升高

根據(jù)資料顯示，目前規(guī)整填料原油減壓塔的壓降已經(jīng)降低到1.333～2.000 kPa之間，其中燃料型減壓塔的壓降在1.333～1.600 kPa之間，潤滑油型減壓塔在1.600～2.000 kPa之間[3]。2019年2月與3月分別對減壓塔精餾段各填料段的壓降進行了測量，數(shù)據(jù)如表1所示。

表1 減壓塔各段填料壓降數(shù)據(jù)

各段填料壓降值顯示，減四線、減五線填料段運行壓降明顯提高，特別是減五段填料層，壓降值高達2.51 kPa，已嚴(yán)重偏離了設(shè)計指標(biāo)值。減壓精餾段壓降高達4.56 kPa，嚴(yán)重高于2.000 kPa的正常控制范圍。在裝置運行末期，減五線油出量逐漸減少，減五泵經(jīng)常性的抽空，最終減五線段抽不出物料，都反映了該段填料存在嚴(yán)重結(jié)焦堵塞的傾向，這在后期的檢修檢查過程中得到了印證，如圖1所示。

圖1 減五線段填料檢修情況

對減五線填料段結(jié)焦堵塞原因進行分析，主要包括：(1)減五線段填料出現(xiàn)了“干板”。為了追求減壓蠟系列產(chǎn)品產(chǎn)量，長期壓減減壓四線臟洗油量，提高減壓二、三、四線拔出量。因為沒有充足的減壓四線臟洗油，導(dǎo)致減五段填料層上內(nèi)回流量過低，填料得不到有效的噴淋和潤濕，逐漸形成了結(jié)焦問題。(2)減壓塔進料溫度過高造成了油品裂解。為彌補減頂真空度不足的影響，采用高爐溫來提高油品的氣化率，減壓爐出口溫度控制在400～402 ℃。減壓進料溫度高，引起過汽化油中炭粒焦粉增多，易于堵塞汽化段上方減五線填料以及分布器噴頭部件。

3 采取的措施

3.1 減頂抽真空系統(tǒng)消瓶頸檢修改造

塔頂一級抽空器后至一級冷凝器前油氣管線進行擴徑，管徑由DN350擴徑至DN450，油氣通量增加了65%，流速降低了60%。管線配管走向進行了優(yōu)化，減少管路上的彎頭數(shù)量。拆除了原有2組濕空冷 器(型號SL×4.5×2.25-6-75-1.6Q-16.9/DR-Ⅰa)，選用1臺高效水冷凝冷卻器(型號GX-BJS1100-0.9/ 1.0-265-4.5/19-2)。減頂一級冷凝冷卻器換熱面積由150 m2增加至265 m2，換熱面積提高了76%。冷卻介質(zhì)選用了循環(huán)冷卻水，冷媒較空氣冷卻更加穩(wěn)定，有力保障了減頂油氣混合物冷卻效果。

3.2 精餾段塔內(nèi)件檢修更換

在常減壓裝置停車檢修時，減五線段2.6 m高填料結(jié)焦堵塞嚴(yán)重，拆除后進行了全部更換，減四線、減五線段的液體分布器、液體收集器(集油箱)、抽出孔等部件結(jié)焦堵塞相對嚴(yán)重，清理了內(nèi)部的油泥、焦塊，疏通部分堵塞的孔眼，更換了部分變形的噴頭。

3.3 工藝操作參數(shù)優(yōu)化調(diào)整

按照“高真空、低爐溫、淺顏色”的運行思路，對減壓系統(tǒng)運行工藝參數(shù)進行了調(diào)整。降低減壓爐出口溫度，防止減進料裂化與結(jié)焦。減壓爐出口溫度由398～402 ℃降低至385～390 ℃。增加洗滌段洗滌油量，防止洗滌段填料“干板”結(jié)焦。洗滌油流量由檢修前平均5.53 t·h-1提高至檢修后8.31 t·h-1。

4 運行效果評估

4.1 減壓塔主要操作條件對比

優(yōu)化調(diào)整前后，減壓塔主要操作工藝參數(shù)如表2所示。由表2可見：優(yōu)化調(diào)整后，減壓塔頂真空度為99 kPa，較優(yōu)化前提高了4 kPa；精餾段壓降為1.58 kPa，較優(yōu)化前降低了2.98 kPa，達到同類裝置先進水平；減壓爐出口溫度調(diào)整降低10 ℃，全塔溫度梯度下降了約10～15 ℃，這防止汽化段上方物料裂化、縮合結(jié)焦十分有利；減壓塔氣液相負荷分布發(fā)生了變化，減一中、減二中段循環(huán)量明顯上升，減頂循環(huán)量明顯下降，這說明汽化段高真空使進料中高沸點蠟油組分得到充分汽化，精餾段中、下部負荷上升，重蠟油組分的拔出量提升；同時，高溫位中段循環(huán)量增加對提高裝置原油換熱終溫也十分有利。

表2 優(yōu)化前后減壓塔操作參數(shù)對比

4.2 產(chǎn)品質(zhì)量及收率對比

減壓塔優(yōu)化調(diào)整后，減壓目標(biāo)產(chǎn)品輕酮苯原料及重酮苯原料產(chǎn)品質(zhì)量明顯改善，收率也有所上升，如表3、表4所示。

表3 優(yōu)化調(diào)整前后輕酮苯原料、重酮苯原料產(chǎn)品質(zhì)量對比

表4 優(yōu)化調(diào)整前后減壓產(chǎn)品收率對比

減二、減三酮苯原料量、質(zhì)齊升，符合下游酮苯裝置對“餾分”的生產(chǎn)要求，減二線餾程寬度降低了10 ℃，減三線餾程寬度降低了25 ℃。減二、減三收率較優(yōu)化前提高了2.41個百分點。優(yōu)化調(diào)整后，順利拔出了減五線餾分油，收率4.99%，是催裂化裝置優(yōu)質(zhì)的原料。減壓總拔提高了8.80個百分點，減壓渣油收率降低了7.62個百分點。減壓渣油5%點餾出溫度大于515 ℃，較優(yōu)化調(diào)整前平均值485 ℃提高了約30 ℃，渣油被“吃干榨盡”。

4.3 經(jīng)濟效益測算

4.3.1 高附加值產(chǎn)品效益測算

減壓收率提高了8.80個百分點，按年加工原油50萬噸計，年增產(chǎn)減壓蠟油4.4萬噸。按照蠟油與渣油平均差價1000元/噸計，每年可增加效益4400萬元。

4.3.2 節(jié)能效益測算

經(jīng)過工藝調(diào)整，減爐出口溫度降低了約10 ℃，減壓爐熱負荷降低了11.21×106MJ，約合天然氣燃料268 t，節(jié)約了燃料氣費用約100萬元/年。

5 結(jié)語

針對常減壓蒸餾裝置長周期運行中遇到的問題，對減頂抽真空系統(tǒng)進行了整體核算，更換了塔頂油氣管道和一級冷凝冷卻器，對減壓塔內(nèi)件進行了檢查，清理疏通了部分分配器和集油槽，更換了減五線段填料，減頂真空度由95 kPa提高至99 kPa，精餾段總壓降由優(yōu)化前的4.56 kPa下降至1.58 kPa。輔以工藝優(yōu)化調(diào)整，在滿足產(chǎn)品質(zhì)量的前提下找到了最佳操作點，減壓蠟油收率由優(yōu)化前的33.08%提高至41.88%，減壓渣油5%點餾出溫度較優(yōu)化前均值485 ℃提高了30 ℃?？傊瑑?yōu)化調(diào)整達到了預(yù)期目標(biāo)，保證了常減壓裝置的長周期運行，實現(xiàn)了裝置安全性、穩(wěn)定性，取得了良好的經(jīng)濟效益。