氣體分餾裝置擴(kuò)能改造

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(中國石化 中原油田分化司石油化工總廠，河南 濮陽 457165)

?分析與測試?

氣體分餾裝置擴(kuò)能改造

涂聯(lián)，李廣慶，祝玉學(xué)，司艷霞，王會(huì)芳，葛秀清

(中國石化 中原油田分化司石油化工總廠，河南 濮陽 457165)

針對(duì)8萬t/a氣體分餾裝置產(chǎn)品純度低、收率低、綜合能耗較高、效益流失大以及裝置不能實(shí)現(xiàn)自產(chǎn)液化氣的全部加工等問題，利用Aspen Plus工藝流程軟件，建立工藝核算模型，找出了現(xiàn)有裝置加工工藝的技術(shù)問題，提出優(yōu)化措施；通過模擬計(jì)算，優(yōu)化8萬t/a氣分裝置擴(kuò)容技術(shù)方案，以最少的投入、最短的改造時(shí)間，提高裝置處理量，實(shí)現(xiàn)上下游裝置加工量相匹配；開發(fā)低溫?zé)崂霉に嚕档脱b置綜合能耗，實(shí)現(xiàn)效益最大化。

液態(tài)烴；處理量；改造；精餾塔；塔板

中原油田分公司石油化工總廠(以下簡我廠)現(xiàn)有一套氣體分餾裝置，裝置原料液化烴來自催化裂化裝置，設(shè)計(jì)處理能力為8萬t/a，由青島海工英派爾化學(xué)工程公司于2002年完成設(shè)計(jì)，并于當(dāng)年建成投產(chǎn)。該裝置為常規(guī)生產(chǎn)工藝，三塔流程，共4座塔，其中丙烯塔由于單塔設(shè)備較高，故采用兩塔串聯(lián)操作。裝置原料為液化烴，產(chǎn)品主要包括丙烯、丙烷、C4組分。2010年，隨著原油加工量及加工工藝的調(diào)整，多產(chǎn)液態(tài)烴是我廠的主要產(chǎn)品方案。2010年MIP工藝在催化裝置應(yīng)用后，液化氣產(chǎn)量達(dá)到12萬t/a，而氣體分餾裝置現(xiàn)有處理能力無法滿足液化氣的全部加工需求，每年有4萬t的液化氣不經(jīng)脫烯烴處理而直接作為產(chǎn)品銷售，1萬多噸丙烯沒有提取出來，效益損失嚴(yán)重；同時(shí)，丙烯純度較低，市場小、價(jià)格低。

2011年，我廠在裝置大檢修期間，采用“利舊與新建相結(jié)合”的原則，對(duì)氣體分餾裝置進(jìn)行了擴(kuò)能技術(shù)改造，使裝置加工能力提高到了12萬t/a，該項(xiàng)目建設(shè)投資2 600萬元，投資回收期12.86個(gè)月。改造后，裝置運(yùn)行平穩(wěn)，氣體分餾裝置處理能力和產(chǎn)品質(zhì)量達(dá)到要求，實(shí)現(xiàn)了液化氣的全部加工，取得了很好的經(jīng)濟(jì)效益和社會(huì)效益。

2 改造方案

2.1技術(shù)方案

本次氣分裝置改造采用先脫丙烷、后脫乙烷、然后進(jìn)行丙烯分離的常用流程，見圖1。

1.脫丙烷塔 2.脫乙烷塔 3.粗丙烯塔 4.精丙烯塔

液化氣經(jīng)換熱后進(jìn)入脫丙烷塔，乙烷、丙烯、丙烷及攜帶的微量C4組分從塔頂流出進(jìn)入脫乙烷塔，碳四和戊烷組分從塔底流出經(jīng)換熱后出裝置作為液化氣產(chǎn)品。進(jìn)入脫乙烷塔的餾分在塔內(nèi)進(jìn)行分離，大量的乙烷及少量丙烯、丙烷從塔頂分離出。脫乙烷塔底的丙烯、丙烷直接進(jìn)入丙—丙系統(tǒng)。粗丙烯塔底分離出丙烷，精丙烯塔頂分離出丙烯。

裝置處理量從8萬t/a提高到為12萬t/a，操作彈性60%～110%。其中，精丙烯純度≥99.25%(物質(zhì)的量分?jǐn)?shù))，滿足工業(yè)用精丙烯的質(zhì)量指標(biāo)(GB7716-87)，可作為聚丙烯裝置的優(yōu)質(zhì)原料。丙烷純度≥98%(物質(zhì)的量分?jǐn)?shù))，滿足汽車用液化石油氣技術(shù)要求(SY7548-1998)，可作為車用丙烷出廠。重組分(C4、C5組分)，可作為液化氣滿足民用液化石油氣性質(zhì)(符合 GB11174-1997 標(biāo)準(zhǔn))，或作為民用液化石油氣出廠。

2.2改造方案

①脫丙烷系統(tǒng)。改造原丙—丙分離系統(tǒng)作為新的脫丙烷系統(tǒng)：利舊粗丙烯塔改造為新的脫丙烷塔，更換原粗丙烯塔的塔板；利舊原丙—丙分離系統(tǒng)的重沸器。用催化塔頂循環(huán)油做熱源的脫丙烷塔底重沸器(E-001/1)，增加脫丙烷塔底重沸器(E-001/2，用蒸汽輔助作熱源)，原丙烯塔頂空冷器和精丙烯塔頂空冷器共6片作為脫丙烷塔頂空冷器，脫丙烷塔頂后冷凝器(E-007)、回流罐(V-002)、重組分外送冷卻器(E-011)利舊。更換丙烷塔回流泵(P-002/1,2)。

②脫乙烷系統(tǒng)。脫乙烷塔更換塔板；脫乙烷塔回流罐(V-003)利舊；脫乙烷系統(tǒng)的重沸器(E-002)利舊；塔頂冷凝器(E-008/1～3)利舊，更換脫乙烷塔頂回流泵(P-003/1、2)。

③丙—丙分離系統(tǒng)。在原丙烯塔西側(cè)布置一套處理量為12萬t/a的丙—丙分離系統(tǒng)，主要包括粗丙烯塔(C-003)、精丙烯塔(C-004)、精丙烯塔頂空冷器(EC-002)、精丙烯塔頂后冷凝器(E-010/1～2)、精丙烯塔回流罐(V-004)、粗丙烯塔底泵(P-004/1、2)與精丙烯塔回流泵(P-005/1～3)；其中粗丙烯塔、精丙烯塔、精丙烯塔頂空冷器精丙烯塔頂后冷器、回流罐、精丙烯塔頂回流泵為新上，粗丙烯塔底泵利舊。

④丙烯塔重沸器(E-003/1～2)采用低溫?zé)崴鳛闊嵩?，熱水量?40 t/h增加到260 t/h，增加常壓裝置的熱媒水，增加熱水泵(P-1601/3)。

⑤脫乙烷塔重沸器(E-002)采用全廠蒸汽凝結(jié)水作為熱源，富裕熱作為原料加熱器(E-005)熱源。

2.3主要設(shè)備選型改造

①脫丙烷塔利舊原粗丙烯塔，保持塔徑、塔高、降液管、支撐圈不變的情況下，對(duì)塔板和浮閥進(jìn)行更換。(對(duì)比改造前后數(shù)據(jù)，塔徑由1 200 mm增加至1 600 mm，塔板數(shù)由47層增加至101層)。②脫乙烷塔利舊脫乙烷塔，保持塔徑、塔高、降液管、支撐圈不變的情況下，對(duì)塔板和浮閥進(jìn)行更換。③新建一套粗丙烯塔、精丙烯塔(對(duì)比改造前后數(shù)據(jù)，塔徑由1 600 mm增加2 400 mm)。氣體分餾裝置改造塔計(jì)算匯總表見表1 。

表1 氣體分餾裝置改造塔計(jì)算匯總表

3 生產(chǎn)標(biāo)定分析

3.1標(biāo)定數(shù)據(jù)

①標(biāo)定期間的物料平衡表見表2。②根據(jù)標(biāo)定采集到的數(shù)據(jù)，計(jì)算所用各精餾塔主要操作參數(shù)見表3。

表2 物料平衡表

表3 氣體分餾塔的主要操作技術(shù)條件

3.2標(biāo)定數(shù)據(jù)分析

①物料衡算中產(chǎn)品丙烯收率達(dá)到30.41%，液化氣收率達(dá)到58.29%，與設(shè)計(jì)值接近，表明本裝置操作基本正常，主要產(chǎn)品收率合格。②各塔均能達(dá)到預(yù)期的分離效果，精丙烯產(chǎn)品質(zhì)量較好，丙烯純度達(dá)到99.61%，丙烷純度達(dá)到99.00%，符合產(chǎn)品規(guī)格要求。經(jīng)核算，裝置丙烯拔出率達(dá)到98.79%，因此，丙烯回收充分?？傮w看來，塔操作較為理想。③在原料組成變化不大的情況下，如果調(diào)整操作負(fù)荷為目前的80%～120%，塔板均能滿足要求，不會(huì)發(fā)生夾帶、漏液等情況。綜合3個(gè)塔的極限情況，裝置處理范圍可在60%～125%之間調(diào)整。④與設(shè)計(jì)條件不同，標(biāo)定工況下除了使用低溫?zé)嵩?蒸汽凝結(jié)水)和熱水，還使用了0.6 MPa蒸汽作為丙烷塔塔底再沸器的補(bǔ)充熱源，核算結(jié)果表明，裝置能耗為2 087.15 MJ/t液態(tài)烴，高于設(shè)計(jì)值(1 715.2 MJ/t液態(tài)烴)，主要原因是蒸汽的使用。裝置標(biāo)定能耗仍低于中國石化及石油天然氣系統(tǒng)平均值。

4 結(jié)論和建議

①氣體分餾裝置擴(kuò)能改造后，裝置的處理能力由8萬t/a提高到12萬t/a，各項(xiàng)技術(shù)指標(biāo)優(yōu)于改造前，經(jīng)濟(jì)效益顯著。②換熱器核算表明，由于設(shè)計(jì)換熱面積余量較大或者由于熱負(fù)荷低于設(shè)計(jì)值，導(dǎo)致個(gè)別換熱器傳熱系數(shù)低于設(shè)計(jì)值。③標(biāo)定生產(chǎn)時(shí)，部分調(diào)節(jié)閥及流量計(jì)選型不合適，需要設(shè)計(jì)更新。④在今后的操作過程中仍要繼續(xù)保證蒸汽凝結(jié)水的低溫?zé)崃坷茫瑴p少再沸器使用蒸汽的用量，從而將系統(tǒng)綜合能耗保持在較低水平。

2013-12-02

涂 聯(lián)(1975-)，男，工程師，從事煉油技術(shù)管理工作，電話：13303933563。

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