扬子延迟焦化装置80万吨改造1

1、延迟焦化装置万吨年负荷完善改造洪先荣（扬子石化公司炼油厂）摘要：介绍了延迟焦化装置改造前存在的主要问题并分析其原因，装置改造的主要内容，改 造后装置在80万吨年负荷下的运行情况。关键词：延迟焦化装置 问题 改造 炼油厂延迟焦化装置于93年6月份建成，95年6月80万吨年负荷扩建。由于装置当初设计存在不足，加之原料品种变化较大，装置无法适应80万吨年负荷的生产，即使装置按70万吨年负荷标定，都因产品质量、压力平衡、物料平衡、热平衡等方面问题较多无法进行。为此炼油厂于98年成立了焦化完善改造小组，对各个系统问题逐项分析，并与扬子石化公司设计院一道提出了完善改造的措施。98年11月对分馏塔内部进行改

2、造，99年8月进行了完善改造，并一次开车成功。1.改造前的主要问题分析1.1分馏塔内塔盘结焦焦化分馏塔下部的换热段的塔盘原设计为五层固定径流舌形塔盘，开孔率为14.7%，如图1所示。舌型塔盘由于其操作弹性较小，塔盘的最低气速约6.5m/s左右。当焦化装置单系列生产日处理量为1200吨时，实际气速约为5.15.4m/s（数值变化由油种变化引起），塔盘漏液现象发生，降液管内液体流速降低，温度在390左右渣油将发生裂解与缩合反应，渣油中沥青质含量越高反应越剧烈，（如阿拉斯加油中沥青质含量达6.0（wt），沥青质发生反应的温度约在3201，反应生产的焦炭加上从反应器夹带过来的焦粉逐步堵塞降液管并向塔盘

3、蔓延。一段时间以后，塔盘只有中部气液流通，气速增大，发生液沫夹带、液泛，塔盘上渣油夹带进蜡油系统，引起蜡油质量不合格。98年7月发生的轻蜡油夹带渣油的现象就为此原因引起。因此，对负荷变化大，且夹带焦粉的焦化分馏塔换热段塔盘选用固定舌型不合理。1.2系统压力平衡问题焦化装置反应器、分馏塔及压缩机之间流程如图2:原设计按鲁宁管输油焦化富气收率7.8（wt）计算。由于油种变化较大，实际焦化富气收率约在9.5-10.5（wt）之间，阿拉斯加油高达12.3（wt）。分馏塔顶至塔顶油气分液罐v102及v102至压缩机入口管及e108abc三台的流通能力明显偏小。70万吨年负荷生产时表现为管线及e108内气

4、流速度增加，管道阻力降增加，e108abc本体过阻振动且发出啸叫声，分馏塔顶压力上升导致焦炭塔顶压力上升，焦炭塔顶压力达0.230.25mpa,最高时达0.27mpa,而安全阀的定压为0.25mpa，安全阀频繁起跳，安全生产受到严重威胁。1.3热量平衡热量平衡主要表现为两个方面：(1)分馏塔中上部热量无法取出，导致顶回流量超出设计指标而顶温仍控制不住，(2)200300温位的热源无法有效利用，导致空冷，水冷器负荷较大，油品温度超出控制指标。全国大部分焦化装置及焦化典型流程中都考虑在分馏塔的中上部设立中段回流取热2，发生蒸气取出分馏塔中上部热量，降低分馏塔顶循回流量，降低分馏塔顶部的气液相负荷。

5、而本装置设计原想利用侧线柴油抽出带出热量，而柴油部分的抽出能力小，柴油抽出带出的热量也就少，根本无法有效地取出分馏塔中上部热量。且抽出的250270温位的柴油热量无法有效取出，导致后路的空冷、水冷器的负荷较大，设备超温，油品输出超温。表1.改造前柴油、顶循系统操作情况序号指示名称单位实际值设计值顶部油气温度130115125顶循环流量t/h82853545顶循回流温度704050柴油回流流量t/h402535柴油回流温度110110柴油进空冷温度190120柴油出装置温度708050601.4物料平衡改造前，焦化装置物料主要表现为富气压缩机能力不够，焦化富气大量放火炬而难以平衡。焦化装置按80

6、万吨年负荷组织生产，富气收率按10计，则富气产量10000kg/h；按70万吨年负荷组织生产，富气产量8750kg/h。焦化装置原设计有两台往复式富气压缩机，单台输送气体能力为4080 kg/h，即使两台压缩机并联输送气体其能力也达不到70万吨/年负荷生产的需要。98年焦化装置组织的72万吨年负荷的标定，压缩机入口每小时约有1000kg左右的富气放火炬，造成浪费。1.5酸性气中烃含量超标改造前焦化富气经压缩机压缩后，进柴油吸收塔，利用柴油作吸收剂，吸收其中的c3、c4、c5组份，柴油吸收后的气体含有hs和so等气体，再根据气液相平衡原理，利用胺作为吸收剂，脱除掉富气中的hs和so。去除掉hs和

7、so的富气入燃料气管网。吸收hs和so的富胺液经加热减压，解析出其中的hs和so作为酸性气送硫磺回收装置。流程如图3。由于柴油吸收c3、c4、c5组分是放热反应，原方案中t201中部无回流取热，导致柴油吸收塔t201内温度上升，最高达75（设计要求40）。塔内的c3、c4及c5以上组分大量以气相随富气进入胺吸收塔t202，以液态形式随胺液进入胺解析塔，在0.05mpa和120左右的温度下，随hs、so气体解析出胺液，进入酸性气，导致酸性气中烃类含量超标。2.完善改造针对上述问题，焦化完善改造小组与设计院一道充分探讨，本着节约投资重实效的原则，提出了相应的完善改造方案，并增加了冷渣回炼，具体如下

8、：2.1分馏塔下部换热塔盘改造对于焦化装置分馏塔，由于其不可避免地从反应器随油气夹带进焦粉，且塔底下部高温油气易反应结焦，换热塔盘选择固定舌型不合理，应选择焦粉不易沉积以及反应产物焦块不易积聚且操作弹性相对大一些的塔盘，如人字挡板。98年11月，停工消缺期间，将分馏塔下部的五层固定舌型塔盘更换为7层人字挡板。人字挡板结构如图4。2.2分馏塔至压缩机入口管线及设备扩容在工艺流程不变的情况下，降低阻力降的方法通过降低管道内介质流速，降低管件、设备损失来实现。分馏塔顶至塔顶油气分液罐v102、v102至压缩机入口管线全部由37710扩至48011，e108abc再并联一台e108d，型号bes110

9、0-4.0-325-6/25-4，管道上的调节阀pic-1180由阻力降大的笼式调节阀改造为阻力降小的重型蝶式调节阀，降低了整个系统的气体流速和阻力降。2.3加大柴油回流，以柴油回流代替中段回流，取出分馏塔中上部热量。若焦化分馏塔重新设计中段回流，工作量大，投资也大。经过充分考虑，决定以加大柴油回流的方式代替中段回流，取出分馏塔中上部热量。柴油抽出泵p105ab由100ay-1202c改为150ay-1502b，相应的管道全部由1596、1084扩径为2196。抽出的250270温位的柴油作为0.8mpa蒸气发生器的热源发生蒸气取出热量。再经换热至80回分馏塔作回流。相应对整个分馏系统的换热流

10、程作了相应调整，并利用200左右的柴油加热冷渣油进料。2.4增设一台离心式富气压缩机，解决两台往复式压缩机负荷不足的矛盾。新上一台电机驱动的输送气体能力为10000nm3/h（12198 kg/h）离心式富气压缩机，型号为2mcl407。由沈阳鼓风机厂生产。目前，离心式富气压缩机的基础正在施工，预计2000年1月可投入使用。2.5气体处理系统改造改造对此系统流程改动较大，首先改柴油吸收为汽油吸收，粗汽油进汽油吸收塔t201的23层，吸收后的汽油经稳定后，一部分稳定汽油进汽油吸收塔t201的25层再吸收，尽可能降低t201顶出来的富气中c3、c4、c5以上组分。第二，汽油吸收塔t201增设了中段

11、回流，取出t201吸收放出的热量，保证了吸收条件。第三，汽油吸收塔t201顶出来的富气经水冷器e2005冷却后再进分液罐v204，分离掉其中夹带的c3、c4、c5以上组分。第三，胺液系统增加了胺液闪蒸罐，即使有些烃类夹带进胺液，通过胺液闪蒸也能除去。以上措施充分保证了改造后的酸性气中烃的含量小于2指标。改造后系统如图5：3.改造后运行情况经过99年大修期间的完善改造，装置于8月9日投油生产，13日组织起双系统满负荷生产，并于9月1416日进行了装置80万吨年负荷的72小时标定。标定及运行情况说明装置完善改造很成功：3.1分馏塔结焦情况从98年11月人字挡板改造至99年7月停车期间也曾组织了31

12、天的72万吨年负荷的生产，产品质量合格，分馏塔打开检查塔盘上无结焦现象。经过改造，换热段的换热效果也得到改善，降低了加热炉的运行负荷。表2.分馏塔塔盘改造前后换热效果及轻蜡油质量对比时间换热段上部气相温度塔底油温度轻蜡油干点改造前395401370378490495(严重时出黑油)改造后3873953803904804923.2反应、分馏系统压力大幅下降分馏塔顶至压缩机入口扩径之后,分馏塔顶至塔顶分液罐v102、v102至压缩机入口段的压力降明显下降，保证了焦炭塔的安全运行。表3.改造前后反应及分馏主要压力点值对比表（mpa）反应器顶分馏塔顶102顶压缩机入口改造前0.230.250.150.

13、170.100.04改造后0.190.210.120.130.080.05最高时达0.273.3加大柴油回流，有效地取出了分馏塔中上部热量，保证了顶循平衡运行。表4.改造前后柴油、顶回流情况对比表序号指示名称单位改造前改造后顶部油气温度130105125顶循环流量t/h82853045顶循回流温度704045柴油回流流量t/h408590柴油回流温度11080柴油进空冷温度190120130柴油出装置温度70805060改造前后柴油回流量，顶循量对照见表4：同时柴油每小时发生4吨左右的0.8mpa蒸汽送入0.6mpa蒸汽管网供油品罐区使用。3.4冷渣油掺炼在15吨小时的掺炼情况下被加热至140

14、进入原料缓冲罐，保证了加热炉的运行平衡。冷渣油掺炼工作顺利实施。3.5酸性气改造后，气体处理系统运行平衡，酸性气中烃含量大幅下降，合格率大幅提高。表5.改造前后酸性气质量对比表酸性气质量指标合格率最大值最小值99199.7烃2（vol）72%25.320.899.9烃2（vol）1001.00.199.10烃2（vol）1001.00.14.经济效益焦化装置由于其低能耗、高液收、液体产品质量分布好，一直被视为重油加工的首选措施。4.1炼油厂的两套重油加工装置焦化与蒸汽裂解相比：（） 加工费用低。炼油厂曾测算过，焦化加工1吨渣油比蒸汽裂解装置加工1吨渣油的加工成本少40元左右。（） 液体收率高。

15、焦化装置液体收率近66%，蒸汽裂解液体收率64%。若每吨油按照1200元来计，则加工1吨渣油，焦化装置可多创效1(66%-64%)1200=24元。且焦化液体产品质量好于蒸汽裂解装置。若焦化装置由原来的50万吨年负荷扩大至80万吨年负荷组织生产，一年多加工重油30万吨，蒸汽裂解装置一年少加工30万吨，则可为公司创效：300000(40+24)=19,200,000元。4.2掺炼冷渣措施的实施，不仅保证了公司重油的平衡，效益也显著。一吨渣油外买或作燃料价格为833元左右，进焦化装置加工可产0.66吨液体油品，0.22吨左右石油焦，0.1吨左右焦化燃料气，若按公司内部结算价1吨油品1200元，1吨燃料气850元，1吨石油焦208元装置加工吨渣油费用60元，则1吨冷渣可创效：(0.6612000.18500.22208)-833-60=29.76元，一年掺炼冷渣油50000吨，则可创效：29.7650000=1,488,000元。5.遗留问题5.1离心式富气压缩机项目未完工，投用后运行情况有待考查。5.2循环水系统改造时计算缺250吨左右，由于涉及公用工程总能力，当时无法考虑。双系统生产时已暴露出循环水供应不足的问题。夏季尤为突出。此部分仍需改造。5.3汽油脱吸塔集汽油脱吸与稳定于一塔，汽油吸收塔过吸收的c2组份无法在进脱吸塔之前脱除，进入液态烃系统。液态