16万吨年气分装置生产运行及问题分析论文 李美英

1、16万吨/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，同时采用湿式空冷冷却，以

2、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 产品质量运行分析表1是各塔顶、底分离结果与设计分

3、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。表1 各精馏塔产品分离结果对比表体积分数，%项 目C2C3=C30nC40iC40C=4-1iC4=cC=4-2TC=4-2C5总计脱丙烷塔顶设计值1.3077.8920.730.050.03100标定值10.0678.3121.6310021.7671.5726.520.15100脱丙烷塔底设计值0.016.0229.4715.7018.6011.2115.71

4、3.28100标定值19.7327.3231.4711.8812.701.91100210.3831.8429.7713.389.145.49100脱乙烷塔顶设计值50.9745.913.12100标定值130.0666.403.530.01100226.8768.274.86100脱乙烷塔底设计值0.0578.7021.170.050.03100标定值10.0478.9420.990.03100279.0520.95100精丙烯塔顶设计值0.0699.530.41100标定值199.80299.80精丙烯塔底设计值3.2896.340.240.040.10100标定值199.50299.50

5、2.2 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/t·t-1标定能耗设计能耗标定设计MJ·t-1MJ·t-1新鲜水0.470.00080.00418循环水4539.47.337.9430.51433.022热媒水5137.948.3022.49642.0481739.298软化水36.280.060.0885.8528.36凝结水204.730.330.245-101.992-75.658电/w3.888×10106.28×1071.09×108218.614377.8721.0MPa蒸汽150.25

6、0.240.245762.432778.316总计1557.4722861.21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/t·t-1循环水单耗/t·t-1热媒水单耗/t·t-1软化水单耗/t·t-1凝结水单耗/t·t-11.0MPa蒸汽单耗/t·t-13.4MPa蒸汽单耗/t·t-1电单耗/W·t-1综合能耗/ MJ·t-1九江I气(热泵)0.381.080.55-0.210.753.57×1072365.22九江气(常规)0.126.90313.4560.26-0.19

7、0.148.45×1072263.53锦西0.222.530.901.24×1083344.00南炼(II)0.16144.7890.1342.42×1072099.11胜利(II)0.2968.11.051.12×1083860济南0.046712.51.1907.31×1064239.22石家庄(II)0.0479.0180.7051.16×1082684.6 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

8、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

9、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。表4 各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）回流比脱丙烷塔设计值2075.349.2107.646.71.993.0标定值12067.044.0100.134.

10、21.703.222573.343.7107.830.51.723.26脱乙烷塔设计值46.751.770.343.42.9847标定值135.442.357.528.72.31全回流231.343.458.429.22.27全回流精丙烯塔设计值70.348.058.347.92.0017.6标定值157.536.550.235.81.5817.58258.439.652.138.11.6017.42 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.

11、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，循环利用。 1 3 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

12、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： 2 1 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

13、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，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

14、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，同热媒水回水一道出装置。催化装置的热媒水回水压力在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 1 1.0Npa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

15、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-306 3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，在装置低负荷运行情况下，

16、泵转速不变，泵出口阀后的进料控制阀组处于微开状态，因泵出口压力很高，此时，泵出口很容易憋压，管线震动剧烈，威胁着装置的安全生产。 通过一年来的运行总结,我们采取了进料控制阀组稍开付线操作,以保证泵出口有一定的量通过,防止憋压现象发生。采取此措施后，处理量较低时，无法调节进料量，同时为了避免在紧急停风、停电情况下，高速泵憋压，在此建议把脱丙烷塔、脱乙烷塔进料控制阀由风开阀改为风关阀，这样装置停风、停电时两控制阀处于全开状态，而避免了高速泵憋压，免除了后患。3.3 PRC-303选型偏小 脱乙烷塔顶回流罐D-303顶压控阀,是调节该塔压力的控制手段,设计时，D-303顶间断性的排放瓦斯至高压瓦斯管

17、网。通过一年来的操作看，因原料中碳二含量较高，D-303顶压控阀PRC-303基本处于经常开启状态，且排放量较大，原设计阀型直径为DN25，因满足不了瓦斯量的通过，经常要开付线来排放，且阀体经常结霜。笔者认为需将此阀更换，建议将阀体通经改为40DN,扩大通经以利于生产。4 结束语（1） 本厂套气分采用常规流程，进行液化气分离，通过一年多的运行表明，各塔工艺操作参数均达到设计要求，产品质量也达到设计标准。（2） 常规流程有很多优于热泵流程的地方：开停工简单、操作容易掌握、仪表调节反应快及减少大型机组操作费用和一次性投资。（3） 丙烯塔采用华东理工大学的新成果导向浮阀塔盘,不但提高了装置处理能力,分离效果也明显提高。在轻质裂解气的分离中，这种导向浮阀塔盘优于圆浮阀塔盘，值得应用推广。（4） 充分利用本厂