《【精选】6万吨年气分论文》由会员分享，可在线阅读，更多相关《【精选】6万吨年气分论文（7页珍藏版）》请在金锄头文库上搜索。
1、116 万吨/年气分装置生产运行及问题分析李美英中石化股份公司九江分公司化工厂气分车间，江西 九江 332004摘要：阐述了我厂 16 万吨/年气体分馏装置的产品质量、能耗等参数的运行状况，对影响装置安全生产的空冷水系统和丙烯塔加热系统及高速泵憋压等因素进行了技术分析，同时提出了改进措施。关键词：精馏 生产运行 问题分析前言16 万吨/年气体分馏装置(以下简称套气分)是以催化裂化装置所产液化石油气为原料，以生产精丙烯为主要产品，设计规模为年加工液化石油气 16 万吨，主要设备加工能力可达 18 万吨/年。生产流程采用常规三塔流程，利用套重油催化裂化装置的低温热源作为本装置的加热热源，同时采用湿
2、式空冷冷却，以降低装置综合能耗。套气分是由我厂设计院设计，中国化学工程公司第六化学建筑公司承建。1998 年 2 月 26 日实行中交，3 月 4 日投产一次成功。1 装置流程简介套气分装置由脱丙烷塔、脱乙烷塔及精丙烯塔三部分组成，采用的加工工艺路线为成熟可靠的常规精馏方法，一次精馏由脱丙烷塔脱除碳四、碳五重组份，二次精馏由脱乙烷塔脱除碳二轻馏份，最后三次精馏由精丙烯塔实现丙烯丙烷馏份的分离，得到纯度大于 99.5%的丙烯产品。2 生产运行状况分析套气分投产后于 4 月 1 日至 4 月 3 日进行了工业标定，从标定结果和一年来的运行情况看，装置的产品质量和各项技术指标达到设计指标。2.1 产
3、品质量运行分析表 1 是各塔顶、底分离结果与设计分离结果对比表，从表中我们可以看出，各精馏塔实际分离效果良好，特别是精丙烯塔的分离效果尤佳，顶、底产品纯度远远超过了设计值，可以证明，在精丙烯塔采用华东理工大学的专利技术导向浮阀塔盘，不但可以提高装置的处理能力，还是一种高分离率的塔盘。2表 1 各精馏塔产品分离结果对比表体积分数，%项 目 C2 C3= C30 nC40 iC40 C=4-1 iC4= cC=4-2 TC=4-2 C5 总计设计值 1.30 77.89 20.73 0.05 0.03 1001 0.06 78.31 21.63 100脱丙烷塔顶标定值2 1.76 71.57 26
4、.52 0.15 100设计值 0.01 6.02 29.47 15.70 18.60 11.21 15.71 3.28 1001 9.73 27.32 31.47 11.88 12.70 1.91 100脱丙烷塔底标定值2 10.38 31.84 29.77 13.38 9.14 5.49 100设计值 50.97 45.91 3.12 1001 30.06 66.40 3.53 0.01 100脱乙烷塔顶标定值2 26.87 68.27 4.86 100设计值 0.05 78.70 21.17 0.05 0.03 1001 0.04 78.94 20.99 0.03 100脱乙烷塔底标定值
5、2 79.05 20.95 100设计值 0.06 99.53 0.41 1001 99.80精丙烯塔顶标定值2 99.80设计值 3.28 96.34 0.24 0.04 0.10 1001 99.50精丙烯塔底标定值2 99.502.2 能耗分析（见表 2，表 3）表 2 装置能耗标定值与设计值对比表项目 总耗/t 单耗/tt -1 标定能耗 设计能耗标定 设计 MJt-1 MJt-1新鲜水 0.47 0.0008 0.00418循环水 4539.4 7.33 7.94 30.514 33.022热媒水 5137.94 8.30 22.49 642.048 1739.298软化水 36.2
6、8 0.06 0.088 5.852 8.36凝结水 204.73 0.33 0.245 -101.992 -75.658电/w 3.8881010 6.28107 1.09108 218.614 377.8721.0MPa 蒸汽 150.25 0.24 0.245 762.432 778.316总计 1557.472 2861.213表 3 常规流程与同类装置及热泵流程的能耗对比表装置名称 新鲜水单耗/tt -1 循环水单耗/tt -1 热媒水单耗/tt -1 软化水单耗/tt -1 凝结水单耗/tt -1 1.0MPa 蒸汽单耗/tt -1 3.4MPa 蒸汽单耗/tt -1 电单耗/Wt
7、-1 综合能耗/ MJt-1九江 I 气(热泵) 0.3 81.08 0.55 -0.21 0.75 3.57107 2365.22九江气(常规) 0.12 6.903 13.456 0.26 -0.19 0.14 8.45107 2263.53锦西 0.22 2.53 0.90 1.24108 3344.00南炼(II) 0.161 44.789 0.134 2.42107 2099.11胜利(II) 0.29 68.1 1.05 1.12108 3860济南 0.0467 12.5 1.190 7.31106 4239.22石家庄(II) 0.047 9.018 0.705 1.16108
8、 2684.6注:表中所列各装置除九江 I 气为处理量 12 万吨/年液化气的热泵流程外,其余均为处理量 1516 万吨的常规流程.九江气为 1998 年全年的累计综合能耗。从表 2、表 3 的对比中，我们不难发现，我厂自行设计的 16 万吨/年气体分馏装置的综合能耗低于同类装置，究其原因笔者认为有以下几点：（1） 16 万吨/年气体分馏装置在设计时充分利用了本厂套重油催化裂化装置的 90低温热媒水,节约了 1.0MPa 蒸汽的用量,且该部分热媒水属廉价能源,也使全厂的综合能耗有所降低。（2） 本装置在脱丙烷塔及精丙烯塔顶均采用了湿式空冷器进行冷却,相对管壳式冷却器大大的节省了循环水的用量,特
9、别是在冬天气温较低的季节里,作为喷淋用的除盐水都可以停用,仅靠环境温度就足以将热源取走,因而大大降低了装置的综合能耗。（3） 在脱丙烷塔的设计中，将塔底重沸器加热蒸汽的凝结水作为该塔进料加热器热源，减少了 1.0MPa 蒸汽的用量,同时降低了用以把凝结水降温的除盐水耗量。（4） 装置标定能耗大大低于设计能耗值,从单耗上看主要是热媒水项耗量明显偏低,笔者认为原因有二,一是装置标定时,新装置开工不久,空冷效果好,塔盘分离效果好,减少了塔底热源;二是标定时各塔操作参数均在其设计值以下运行,故塔底热源比设计值要低,这一点从表 4 中可以反映出来,这也从另一方面证明了各精馏塔的良好分离效果。4表 4 各
10、精馏塔主要操作参数对比表设备名称 进料流量 （t/h） 进料温度 （） 塔顶温度 （） 塔底温度 （） 回流温度 （） 顶压力（MPa） 回流比设计值 20 75.3 49.2 107.6 46.7 1.99 3.01 20 67.0 44.0 100.1 34.2 1.70 3.2脱丙烷塔标定值2 25 73.3 43.7 107.8 30.5 1.72 3.26设计值 46.7 51.7 70.3 43.4 2.98 471 35.4 42.3 57.5 28.7 2.31 全回流脱乙烷塔标定值2 31.3 43.4 58.4 29.2 2.27 全回流设计值 70.3 48.0 58.3
11、 47.9 2.00 17.61 57.5 36.5 50.2 35.8 1.58 17.58精丙烯塔标定值2 58.4 39.6 52.1 38.1 1.60 17.42从表中可以看出,各塔操作温度均比设计值低 10左右,丙烯塔压力比设计值低 0.4MPa,在此操作参数下,装置的动力消耗明显比设计值降低。反映在装置综合能耗上远远低于设计值。3 存在问题及改进措施3.1 空冷喷嘴易堵塞套气分塔-301、塔-304 顶空冷器，原设计是采用除盐水作为喷淋介质，设计流程见图 1：从图中可以看出，除盐水自管网来，进装置 D-305 罐，从罐底部被抽出后，用泵-307 打入空冷系统，又循环回 D-305
12、，循环利用。13除盐水自管网来 21 喷嘴 2 除盐水泵（泵-307） 3 除盐水罐（D-305）图 1 空冷水系统原流程图装置自 1998 年 3 月投产运行以来，该系统一直运行不正常，经常出现喷嘴5堵塞现象，影响塔的冷却效果，给生产操作带来了不利因素，因此经常需要清洗喷嘴，一方面增加了职工的工作量，更重要的是在很大程度上妨碍了生产的正常运行，影响了产品质量。究其原因是因为不断循环的喷淋介质中夹带有泥沙、铁锈、飞虫等杂物，堵塞了喷孔本来就比较窄小的喷嘴，这部分杂物由于在空冷系统中不断循环，又得不到及时清除，造成喷淋介质越来越脏，时间一长，就会完全堵塞喷嘴，以至于影响操作。鉴于上述情况，我们提
13、出如下设想：用循环水代替除盐水作喷淋介质，喷淋后的循环水再用泵打入总厂循环热水管网，其中的泥沙、铁锈、飞虫等杂物送至动力循环水厂沉淀、清除。因此，我们只需对工艺流程稍作动改即可达到上述设想，动改后流程见图 2：21除盐水 3 循环冷水来 循环热水出装置41 循环水罐（D-305）；2 喷嘴；3 循环冷水泵（泵-307）；4 循环热水泵（泵-310）图 2 动改后空冷水系统流程图新流程增设泵-310 和一控制 D-305 液位的控制阀组 LICA-311，虽然增加了设备，但 D-305 内的水经泵-310 打入循环热水管网，不再循环利用，这样从空冷返回 D-305 夹带的杂物就不会又返回空冷系统
14、，从此可消除喷嘴堵塞而影响产品质量的隐患，有利于装置的平稳操作。反之，空冷水系统经过此方案改造后也带来一定的不利因素，因循环水易结垢，这就要求动力系统排除循环水结垢问题，怎样防止循环水结垢，是本方案能否实施的因素之一。3.2 热源不足冬季气温较低，套催化来的热媒水温度降低，使本装置塔-302、塔-303 的加热热源不足，影响了塔的平稳操作，使装置处理量难以提升。为了弥补热量，塔-303 底重沸器 E-304/2 改用 1.0MPa 蒸汽加热，具体流程见图 3。问题随之而来，1.0MPa 蒸汽经 E-304/2 后的凝结水回到了热媒水的回水管，同热媒水回水一6道出装置。催化装置的热媒水回水压力在
15、 0.5MPa 左右, 1.0MPa 蒸汽经 E-304/2后压力为 0.5MPa,当热媒水回水压力高于换热后的蒸汽压力时,热媒水就窜入蒸汽系统,造成水击现象,给装置带来不安全因素。热媒水自催化来11.0Npa 蒸汽 热媒水回水出装置图 3 E-304/2 加热线流程图1 塔-304 底换热器（E-304/2）针对以上情况,建议在 E-304/2 回水出口阀前加一条管线至本装置的凝结水罐,当 E-304/2 改用蒸汽加热时,其凝结水可以直接进凝结水罐,从而避免水击情况发生.具体流程见图 4。这样,E-304/2 改蒸汽加热时,全关热媒水进装置阀和热媒水回水出装置阀,热媒水回水从进出装置管线跨线压控阀出装置,水系统和蒸汽系统就隔绝开,避免互窜而产生水击现象。1热媒水自催化来 21.0MPa 蒸汽 热媒水回水出装置至凝结水罐 D-3063图 4 动改后 E-304/2 加热线流程图1 热媒水进装置阀；2 塔-304 底换热器（E-304/2）；3 热媒水回水出装置阀3.2 高速泵易憋压本装置脱丙烷塔、脱乙烷塔进料分别采用了国产立式高速离心泵作为进料泵，该泵性能优良，转速高，出口压力也较高，可达 6.0MPa 以上，在装置低负
