常减压装置培训课件资料

提纲装置概述工艺特点工艺原理原料及产品工艺流程第一页第二页，共34页。装置概述石家庄炼化分公司常减压装置是由北京设计院初步设计，于1978年3月正式破土动工，1980年初具规模。1981年在国民经济调整中，列为缓建项目，1982年1月按缓建维护工程准备生产，北京设计院负责维护方案改造设计，1983年3月常减压装置按维护工程方案开始试车生产。装置由原油电脱盐、初馏部分、常压蒸馏部分、减压蒸馏部分、产品精制几部分组成。原设计加工华北任丘原油，初馏塔生产重整原料，常压塔生产汽油（或重整料）、灯煤（或航煤）、轻柴、重柴、蜡油，减压塔提供催化裂化原料（蜡油）。

第二页第三页，共34页。1989年北京设计院负责常减压蒸馏220万吨/年节能改造设计，由本厂设计院负责产品精制部分按250万吨/年配套改造设计。节能改造按减压部分只生产催化裂化原料及部分常压重油原料直接供催化裂化原料（140℃），常压部分以灯煤方案为主，并兼顾生产航煤方案，精制部分以完善精制措施、提高操作自动化水平及加工各种原油的适应能力进行改造。第三页第四页，共34页。1992年考虑∮377输油管线的投用，结合加热炉现状，恢复原常减压炉，并对其进行改造，以解决常压炉大处理量卡脖子问题，常压炉由原设计三台控制阀六路进料改为四台控制阀四路进料。常压炉辐射室由原设计六路180根炉管改为四路176根炉管，常压炉出口转油线由原设计U型布管改为水平布管。减压炉由原设计四路120根炉管改为两路80根炉管，炉出口采用∮152－∮219－∮273－∮325逐级扩径技术。减压炉出口转油线采用炉管100%吸收热膨胀新技术。加热炉对流室过热蒸汽管由3路36根改为3路30根，解决过热蒸汽超温现象，常压塔底重油仍保持经对流室后进入减压炉辐射室流程，常压塔增加200#溶剂油方案及相应工艺流程和设备。第四页第五页，共34页。1994年由本厂设计院设计，常减压蒸馏系统恢复250万吨/年加工能力，常压塔13～41层原重型浮阀更换为船型浮阀（石油大学），并对换热流程进行了局部调整，新增初馏塔顶循环水冷却器、减顶回流冷却器、航煤脱硫醇塔等设备。随着所加工原油的日趋劣质化，原油硫含量的上升，1999年5月份装置停工检修，主要考虑常压炉出口分支转油线管线加粗及材质升级，减压炉出口裤式三通减薄更换，减渣系统部分管线材质升级为Cr5Mo，为了防止换热器结焦积垢，减渣系统增加注阻垢剂系统；另外初馏塔14～20层塔盘采用新型导向浮阀，材质升级为0Cr13；增加容005含硫水回收系统；初馏塔增开初侧线，以降低常压炉热负荷，适应装置大处理量生产。第五页第六页，共34页。2002年3月，由北京设计院设计对常减压装置进行350万吨/年加工含硫原油改造，实现了DCS操作。重点对换热流程进行了调整，原油换热改为四路换热；常压塔增开常三线出重柴油组份；减压塔盘更换10层清华大学开发研制的斜孔塔盘，减压增开减三线，提高减压拔出率，以降低减渣500℃前馏分；介质温度大于280℃的管线材质升级为Cr5Mo。为进一步扩大装置加工量，在2004年05月进行短期改造，增设常压炉001/2，利旧原催化炉201，进料由四路调整为六路。常压塔塔盘开孔率进行调整。第六页第七页，共34页。2005年5月为进一步扩大装置加工能力，进行了扩容改造，设计加工量为500万吨/年。主要改造内容包括，初馏塔、常压塔、常压汽提塔、减压塔全部更新，常压塔增设一条抽出侧线。初馏塔、常压塔、常压汽提塔采用石油大学船形浮阀，减压塔采用天津大学全填料技术；优化换热网络，增加新换热器及强化换热器；增加或更换部分不能满足要求的机泵；介质温度大于240°的管线更换材质，对不能满足工艺要求的管线、阀门也进行更换；减顶抽空器，提高减压塔真空度；初顶空冷器更换1台新形板式空冷；电脱盐容001/1、2进行改造，由交流电脱盐改为交直流电脱盐，并对混合器及脱水形式进行改进。常压炉进料由六路调整为八路，减压炉由两路调整为四路。炉001/1利旧原常压炉，辐射室不动，对流室改造，余热回收系统原位更换空气预热器，增加空气跨线。炉001/2利旧原催化炉，辐射室由2路改为4路，对流室整体更换，余热回收系统原位更换空气预热器，增加空气跨线，鼓风机整体更换，引风机更换电机，空气预热器出入口烟道、风道相应更换。炉002取消对流室，改为纯辐射型并对辐射室进行改造。第七页第八页，共34页。2009年3月为进一步适应市场需求炼制高硫高酸腐蚀性原油装置进行材质升级改造，按酸值≯1.0mgKOH/g、硫含量≯1.5%设防。依托现有常减压装置进行材质升级，主要内容包括更新减压汽提塔1台；15台换热器，4台机泵及部分高温管线。空冷、容器全部利旧。具体内容，减压汽提塔C-005减二线汽提塔体采用20R+0Cr13Al，减三线汽提塔体采用20R+00Cr19Ni10（304L）；常压炉001/1.2对流室最上两排炉管和辐射室出口前4排炉管以前的炉管由1Cr5Mo材质升级为0Cr18Ni10Ti（321）材质；常压炉001/1.2辐射室出口前4排炉管由1Cr5Mo材质升级为00Cr17Ni14Mo2（316L）材质；减压炉002辐射段炉管由1Cr5Mo材质升级为00Cr17Ni14Mo2（316L）材质；辐射转对流烟道、炉001/1和炉002辐射转对流后的集合烟道更新，同时更新烟道上的热偶及3台氧化锆分析仪；4台机泵材质升级，泵体材质选用0Cr17Ni12Mo2（316）；15台换热器在高温硫腐蚀和环烷酸腐蚀温度范围内，将这些换热器材质进行升级；介质温度在240~288℃的碳钢材质管线升级为1Cr5Mo材质；介质温度大于等于288℃的选用0Cr18Ni10Ti（321）材质；介质温度大于等于360℃的常压炉出口转油线、减压炉出口转油线材质选用316L或20R+316L复合钢板材质。材质升级管线的副线以及管线阀门、法兰、弯头等一律与管线材质相同；管线上仪表接管、扫线以及一次阀均需与管线材质相同；进行技改技措项目改造。于4月23日一次开车成功。第八页第九页，共34页。2010年1月底进行停工抢修，DCS系统改用浙大中控的集散控制系统。装置由原油电脱盐、初馏塔、常压蒸馏、减压蒸馏、产品精制几部分组成。装置处理能力为500万吨/年，年开工时数为8400小时。第九页第十页，共34页。工艺特点原油电脱盐电脱盐是原油蒸馏装置重要的预处理设施，可减轻本装置及下游装置设备的腐蚀，并降低下游装置原料中的金属离子含量，为下游装置提供高品质的原料。根据设计要求，我装置有3台电脱盐罐，日常采用两并一串方式，即1#和2#并联后与3#串联，其中，1#和2#既可以并联又可以串联。目前装置电脱盐罐为低速电脱盐，其优点可增加原油停留时间利于脱盐脱水，但相比高速电脱盐处理能力较差，占地面积较大。1#和2#电脱盐罐为鼠笼式交直流电脱盐，3#为垂直式交直流电脱盐。第十页第十一页，共34页。初馏塔针对装置设计，采用初馏塔的方案对原油品种的变化和处理量的变化有较强的适应性，更能满足当前原油市场不稳定，品种和数量频繁变动的要求，初顶油送至重整装置作原料，也可作石脑油；同时初馏塔初侧线进到常一中返塔部位，一方面减少了进入常压炉的流量，另一方面负荷的转移减轻了常压塔负荷。第十一页第十二页，共34页。常压塔常压塔是本装置的主要分馏塔，承担着汽油馏分（石脑油馏分）、煤油馏分、柴油馏分的分离任务。随着加工原料的变化和生产方案的调整，该塔具有较强的适应能力。本装置的常压塔采用板式塔，内设56层石油大学研制的船形浮阀塔盘，抽出五条侧线，并设三个中段回流，一个过冷回流。第十二页第十三页，共34页。减压塔减压塔采用微湿式减压蒸馏操作，抽真空系统由三级抽空器和配套的冷凝冷却器组成。根据总流程安排，本装置的减压渣油主要用作焦化装置的原料，少部分进两套催化，其原油实沸点（TBP）切割温度大于500℃。国内常规的常减压装置减压渣油的原油TBP切割温度通常在530~540℃左右，甚至更高，国外有的达到630℃。减压塔内设五段填料，抽出三条侧线：减一线、减二线、减三线生产催化裂化原料；减压渣油作焦化装置原料。目前装置减顶抽真空系统，采用蒸汽喷射抽空器，三级抽真空，受蒸汽系统影响较大，不利于装置平稳运行，若采用蒸汽喷射抽空器加机械抽真空的混合抽空系统可显示出其经济性的优点。目前随着机械抽真空设备技术的发展，机械维护工作量大大降低，操作可靠性显著增加，便于生产维护。减压塔顶的操作压力设计值为≯40mmHg。第十三页第十四页，共34页。装置间热联合为最大程度地减少本装置的冷却负荷，相应降低下游装置对原油的加热负荷，本装置在正常工况下采用热料输出，即各产品物流尽可能在与原油充分换热回收热量后不经冷却直接送入下游装置，从而节能降耗。目前有直馏蜡油、直馏重柴油、常压渣油和减压渣油进行直供。第十四页第十五页，共34页。工艺原理电脱盐原理原油在电场的作用下，进行脱盐脱水。原油从地下开采出来，都含有水，这些水中又溶解有NaCl、CaCl2、MgCl2等盐类。虽然在油田经过脱盐处理，但输送到炼油厂的原油中仍然含有一定量的盐和水。水的危害：原油中的水，随着原油在加热过程汽化，增加了塔的气相负荷，造成常减压装置操作波动，严重时会造成冲塔事故。盐的危害：原油中的NaCl、CaCl2、MgCl2可以水解产生具有腐蚀性的HCl。反应式为：CaCl2+2H2O→Ca(OH)2+2HClMgCl2+2H2O→Mg(OH)2+2HClCaCl2、MgCl2一般在200℃开始水解，当浓度较高时，在120℃即开始水解。当温度在300℃时NaCl也将发生水解反应。NaCl+H2O→NaOH+HCl第十五页第十六页，共34页。HCl溶于水中形成盐酸，具有很强的腐蚀作用，造成常减压装置的初馏塔、常压塔和减压塔顶部腐蚀。当加工含硫原油时，含硫化合物分解放出H2S，与金属反应生成FeS，可以附着在金属表面起保护作用。当同时有HCl存在时，HCl与FeS反应破坏保护层，放出H2S进一步加重腐蚀。FeS+2HCl=FeCl2+H2S因此，为防止设备腐蚀，必须对原油进行脱盐。另外，催化裂化进料要求含钠量小于1μg/g，因此，要求原油经过脱盐后NaCl含量小于3μg/g。原油经过换热器、管式加热炉等设备，随着温度升高水分蒸发盐类沉积在管壁上形成盐垢，影响传热。第十六页第十七页，共34页。原油脱水是利用热、化学（注破乳剂）和电场破乳方法使油中的小水滴凝集，借油水比重差使水从油中沉降下来。原油中的盐都溶解在水中，脱水的同时就是脱盐，要降低原油含盐量就要深度脱水，向原油中加入一定数量的水，降低油中的盐浓度（注水），是提高脱盐效率的有效方法。由于石油乳化液程度太强，仅靠加热和电场力还不能使油水充分分离。需要加入一定量的破乳剂，破乳剂具有能迅速穿过油相的能力，并具有能够和乳化剂相竞争以争取界面位置的能力，当其聚集在水滴表面时会强烈地吸引别的水滴，过样促使水滴重新结合，膜皮破裂，使水滴粒度迅速增大，从而起到破乳，促进油水迅速分离的作用。尽而得到较理想的脱盐效果。归纳：电脱盐的目的就是减轻炼油加工过程的腐蚀产物；满足产品质量和原油后加工的要求；稳定操作和降低能耗；除去盐垢和可滤性固体物质。第十七页第十八页，共34页。蒸馏定义将一种混合物反复地使用加热汽化和去热冷凝相结合的手段使其部分或完全分离的过程。它是利用液体混合物中各组分沸点和蒸汽压（即相对挥发度）的不同，在精馏塔内，轻组分不断汽化上升而提浓，重组分不断冷凝下降而提浓，相互间不断地进行传热传质，在塔顶得到纯度较高的轻组分产物，在塔底得到纯度较高的重组分产物。它是实现分离目的的一种最基本也是最重要手段。第十八页第十九页，共34页。精馏过程的必要条件精馏过程主要是依靠多次汽化及多次冷凝的方法，实现对液体混合物的分离。因此，液体混合物中各组分的相对挥发度有明显差异是实现精馏过程的首要条件。在混合物挥发度十分接近（如C4馏分混合物）的条件下，可以用加入溶剂形成非理想溶液、以恒沸精馏或萃取精馏的方法来进行分离，此时，所形成的非理想溶液中各组分的相对挥发度已有显著的差异。塔顶加入轻组分浓度很高的回流液体，塔底用加热或汽提的方法产生热的蒸汽。第十九页第二十页，共34页。塔内要装设有塔板或填料，使下部上升的温度较高、重组分含量较多的蒸汽与上部下降的温度较低、轻组分含量较多的液体相接触，同时进行传热和传质过程。蒸汽中的重组分被液体冷凝下来。其释放出的热量使液体中的轻组分得以汽化。塔内的汽流自下而上经过多次冷凝过程，使轻组分浓度越来越高，在塔顶可以得到高浓度的轻质馏出物，液体在自上而下的流动过程中，轻质组分不断被汽化，轻组分含量越来越低，在塔底可以得到高浓度的重质产品。第二十页第二十一页，共34页。减压抽真空原理本装置抽真空系统采用蒸汽喷射抽空器，其工作原理是：工作蒸汽通过喷嘴形成高速度，蒸汽压力能转变为速度能，与吸入的气体在混合室混合后进入扩压室。在扩压室中，速度逐渐降低，速度能又转变为压力能，从而使抽空器排出的混合气体压力显著高于吸入室的压力。第二十一页第二十二页，共34页。产品精制原理碱洗、水洗电精制原理碱洗碱洗就是用氢氧化钠溶液和油品中的酸性非烃化合物起反应，生成相应的盐类，这些盐大部分溶于水，而以碱渣形式排掉，氢氧化钠溶液和烃类不起反应，因此，碱洗可除去硫化氢、低分子硫醇、环烷酸、酚等有害物质。其反应式如下：氢氧化钠和硫化氢起作用：H2S+2NaOH→Na2S+2H2OH2S+NaOH→NaHS+H2ONa2S+H2S→2NaHS第二十二页第二十三页，共34页。当用碱量大时，生成Na2S；当碱量小时，生成NaHS，两者都溶于水。氢氧化钠与环烷酸、酚、硫醇等的反应是可逆反应。RCOOH+NaOH=RCOONA+H2ORSH+NaOH=RSNa+H2OROH+NaOH=RONa+H2O上述反应是可逆的，其生成的盐类能发生水解反应，水解反应随碱浓度的增大和操作温度的下降而下降，所以采用较高浓度的碱液（约10％）和常温操作，有利于清除上述杂质。但对于含环烷酸的轻油碱洗时，为防止乳化，碱液浓度一般采用＜质量分数4％。第二十三页第二十四页，共34页。航煤碱洗—吸附联合精制工艺原理碱洗是早期使用的一种航煤精制方法,用NaOH水溶液与油品中的非烃类酸性化合物发生反应,生成相应的水溶性盐,再将水相从油相中分离出去,油相再经吸附剂吸附脱除剩余杂质和有色物质。其主要化学反应式如下：H2S+2NaOHNa2S+2H2O(1)RSH+NaOHRSNa+H2O(2)RCOOH+NaOHRCOONa+H2O(3)碱洗实际上主要是脱除油品中的少量硫醇以解决油品的腐蚀性问题，同时也能脱除其中的环烷酸类和酚类物质；吸附主要以颗粒白土、活性炭、硅胶等为吸附剂脱除油品中的其他少量杂质，如氮化物、醇类、酮类等极性氧化物及油品中残留的悬浮物、胶质、微量碱和金属离子等，以解决油品的颜色问题。碱洗—吸附联合精制工艺的优点是保留了许多油品中天然的抗磨和抗氧化性物质，不破坏油品中的原始成分或促使其中的部分组分转化、变质。但是，该方法缺点也是明显的：一方面，碱洗过程中产生的乳化现象给分离过程带来一些问题，且产生大量的废碱液、碱碴；另一方面，该工艺是一种浅度精制工艺，对原料性质有一定要求，而且吸附剂的吸附容量也是有限的。第二十四页第二十五页，共34页。水洗水洗的目的就是溶解碱洗后的一些盐类和残余的碱渣。送电的作用原理送电就是在精制场中引入高压电场，在强电场的作用下，油品中的碱、水粒子发生剧烈运动，增加了它们之间的相互碰撞和聚集的机会，小颗粒变成大颗粒，加速沉降分离。因为水滴在油品中的沉降速度与水滴直径的平方成正比，这就大大增加了沉降速度，从而脱除油中的碱、水。第二十五页第二十六页，共34页。催化氧化脱硫醇原理（航煤脱硫醇）催化氧化脱硫醇方法是用催化剂（磺化钛菁钴），使航煤中的硫醇在强碱（氢氧化钠）及氧化气体（压缩风）存在的条件下，氧化为烷基二硫化物。（二硫化物留在油中不影响油品质量），我厂是以浸碱活性炭为床层，磺化钛菁钴作为氧化催化剂，采用系统常温固定床法脱硫醇。其反应式如下：2RSH+1/2O2→RSSR+H2O目的是除去航煤重硫醇和有害物质，防止腐蚀堵塞喷咀等，保证飞机驾驶员的健康和安全，提高油品质量增加设备使用寿命。影响因素有反应温度、压力、空速、注风量、水分含量等。第二十六页第二十七页，共34页。脱除航煤中碱性氮化物工作原理喷气燃料中的含氮化合物特别是碱性氮化物会引起喷气燃料的颜色及安定性问题，一般认为，喷气燃料中的碱性氮化物含量超过1μg/g就会使油品的颜色、安定性变差。我厂在精制塔008内装填RA–01特种吸附剂，有效脱除喷气燃料中的碱性氮化物，改善油品的颜色及其安定性。第二十七页第二十八页，共34页。轻烃回收原油中或多或少都带有一定量的不凝汽组份，含量的多少随原油油种及产地的不同而