常减压装置减压拔出存在问题的分析及优化

唐明朋

(扬子石化泰州石油化工有限责任公司，江苏 泰州 225300)

0 引言

扬子石化泰州石油化工有限责任公司常减压蒸馏装置，设计加工规模60万吨/年，实际加工量约50万吨/年，以苏北石蜡基原油为原料，生产特色溶剂油及蜡系列相关产品。装置减顶抽真空系统经过多次局部改造后出现了瓶颈，减压塔内件运行7年未进行检修，导致了减压系统运行质态变差，减压拔出率明显降低。通过对减压系统进行消瓶颈检修改造，对工艺操作参数进行优化调整，真空度达到同类装置先进水平，减压拔出率明显提高，能耗明显降低。

1 减压塔工艺简介

泰州石化常减压蒸馏装置的减压塔为润滑油型，减压塔底少量注汽，满足减压侧线产品粘度、馏程、颜色及残炭等指标要求。采用三级抽真空(两级蒸汽抽真空+一级机械抽真空)，一级冷凝冷却为湿空冷，二级冷凝冷却为水冷，末级不凝气去往加热炉燃烧。精馏段设7段高效孔板波纹填料，进料采用双切环流气液进料分布结构并配合了能量分布器，提馏段采用了4层淋降塔盘，汽化段上方设洗涤油(脏洗油)流程，减底设急冷油流程。减压塔设置5个侧线、1个顶回流和2个中段回流。

2 存在的问题及原因分析

2.1 减顶抽真空系统瓶颈导致真空度偏低

2019年上半年减顶真空度平均约95 kPa，明显低于同类装置98 kPa的指标水平。在其他条件不变的情况下，如果真空度降低，打破了塔内油品的油气分压和温度的平衡关系，油品的沸点会升高，气化率下降，收率也下降[1]。

对减顶抽真空系统进行分析，减顶真空度低的原因主要有以下2点：(1)塔顶油气馏出管线的流动压降大。抽真空系统经过多次局部设备更新，蒸汽喷射器能力提高，但塔顶至湿空冷器管线管径没有扩径(塔顶挥发线管径DN350)，导致了塔顶油气混和物在挥发线中的流速快，流动阻力增大。同时，多次组织改造了塔顶油气管线配管走向，管路上弯头多，也导致了管路压降增大。(2)湿空冷冷却效果差，存在漏空气情况。空冷管束在外部垢下腐蚀与内部HCl-H2S腐蚀双重侵蚀下，造成了管束泄漏。一般泄漏点很小时，听不到空气通过泄漏点振动尖叫声[2]。

2.2 塔内件结焦导致精馏段压降升高

根据资料显示，目前规整填料原油减压塔的压降已经降低到1.333～2.000 kPa之间，其中燃料型减压塔的压降在1.333～1.600 kPa之间，润滑油型减压塔在1.600～2.000 kPa之间[3]。2019年2月与3月分别对减压塔精馏段各填料段的压降进行了测量，数据如表1所示。

表1 减压塔各段填料压降数据

各段填料压降值显示，减四线、减五线填料段运行压降明显提高，特别是减五段填料层，压降值高达2.51 kPa，已严重偏离了设计指标值。减压精馏段压降高达4.56 kPa，严重高于2.000 kPa的正常控制范围。在装置运行末期，减五线油出量逐渐减少，减五泵经常性的抽空，最终减五线段抽不出物料，都反映了该段填料存在严重结焦堵塞的倾向，这在后期的检修检查过程中得到了印证，如图1所示。

图1 减五线段填料检修情况

对减五线填料段结焦堵塞原因进行分析，主要包括：(1)减五线段填料出现了“干板”。为了追求减压蜡系列产品产量，长期压减减压四线脏洗油量，提高减压二、三、四线拔出量。因为没有充足的减压四线脏洗油，导致减五段填料层上内回流量过低，填料得不到有效的喷淋和润湿，逐渐形成了结焦问题。(2)减压塔进料温度过高造成了油品裂解。为弥补减顶真空度不足的影响，采用高炉温来提高油品的气化率，减压炉出口温度控制在400～402 ℃。减压进料温度高，引起过汽化油中炭粒焦粉增多，易于堵塞汽化段上方减五线填料以及分布器喷头部件。

3 采取的措施

3.1 减顶抽真空系统消瓶颈检修改造

塔顶一级抽空器后至一级冷凝器前油气管线进行扩径，管径由DN350扩径至DN450，油气通量增加了65%，流速降低了60%。管线配管走向进行了优化，减少管路上的弯头数量。拆除了原有2组湿空冷 器(型号SL×4.5×2.25-6-75-1.6Q-16.9/DR-Ⅰa)，选用1台高效水冷凝冷却器(型号GX-BJS1100-0.9/ 1.0-265-4.5/19-2)。减顶一级冷凝冷却器换热面积由150 m2增加至265 m2，换热面积提高了76%。冷却介质选用了循环冷却水，冷媒较空气冷却更加稳定，有力保障了减顶油气混合物冷却效果。

3.2 精馏段塔内件检修更换

在常减压装置停车检修时，减五线段2.6 m高填料结焦堵塞严重，拆除后进行了全部更换，减四线、减五线段的液体分布器、液体收集器(集油箱)、抽出孔等部件结焦堵塞相对严重，清理了内部的油泥、焦块，疏通部分堵塞的孔眼，更换了部分变形的喷头。

3.3 工艺操作参数优化调整

按照“高真空、低炉温、浅颜色”的运行思路，对减压系统运行工艺参数进行了调整。降低减压炉出口温度，防止减进料裂化与结焦。减压炉出口温度由398～402 ℃降低至385～390 ℃。增加洗涤段洗涤油量，防止洗涤段填料“干板”结焦。洗涤油流量由检修前平均5.53 t·h-1提高至检修后8.31 t·h-1。

4 运行效果评估

4.1 减压塔主要操作条件对比

优化调整前后，减压塔主要操作工艺参数如表2所示。由表2可见：优化调整后，减压塔顶真空度为99 kPa，较优化前提高了4 kPa；精馏段压降为1.58 kPa，较优化前降低了2.98 kPa，达到同类装置先进水平；减压炉出口温度调整降低10 ℃，全塔温度梯度下降了约10～15 ℃，这防止汽化段上方物料裂化、缩合结焦十分有利；减压塔气液相负荷分布发生了变化，减一中、减二中段循环量明显上升，减顶循环量明显下降，这说明汽化段高真空使进料中高沸点蜡油组分得到充分汽化，精馏段中、下部负荷上升，重蜡油组分的拔出量提升；同时，高温位中段循环量增加对提高装置原油换热终温也十分有利。

表2 优化前后减压塔操作参数对比

4.2 产品质量及收率对比

减压塔优化调整后，减压目标产品轻酮苯原料及重酮苯原料产品质量明显改善，收率也有所上升，如表3、表4所示。

表3 优化调整前后轻酮苯原料、重酮苯原料产品质量对比

表4 优化调整前后减压产品收率对比

减二、减三酮苯原料量、质齐升，符合下游酮苯装置对“馏分”的生产要求，减二线馏程宽度降低了10 ℃，减三线馏程宽度降低了25 ℃。减二、减三收率较优化前提高了2.41个百分点。优化调整后，顺利拔出了减五线馏分油，收率4.99%，是催裂化装置优质的原料。减压总拔提高了8.80个百分点，减压渣油收率降低了7.62个百分点。减压渣油5%点馏出温度大于515 ℃，较优化调整前平均值485 ℃提高了约30 ℃，渣油被“吃干榨尽”。

4.3 经济效益测算

4.3.1 高附加值产品效益测算

减压收率提高了8.80个百分点，按年加工原油50万吨计，年增产减压蜡油4.4万吨。按照蜡油与渣油平均差价1000元/吨计，每年可增加效益4400万元。

4.3.2 节能效益测算

经过工艺调整，减炉出口温度降低了约10 ℃，减压炉热负荷降低了11.21×106MJ，约合天然气燃料268 t，节约了燃料气费用约100万元/年。

5 结语

针对常减压蒸馏装置长周期运行中遇到的问题，对减顶抽真空系统进行了整体核算，更换了塔顶油气管道和一级冷凝冷却器，对减压塔内件进行了检查，清理疏通了部分分配器和集油槽，更换了减五线段填料，减顶真空度由95 kPa提高至99 kPa，精馏段总压降由优化前的4.56 kPa下降至1.58 kPa。辅以工艺优化调整，在满足产品质量的前提下找到了最佳操作点，减压蜡油收率由优化前的33.08%提高至41.88%，减压渣油5%点馏出温度较优化前均值485 ℃提高了30 ℃。总之，优化调整达到了预期目标，保证了常减压装置的长周期运行，实现了装置安全性、稳定性，取得了良好的经济效益。