我国常减压蒸馏装置的技术进展.ppt

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1、,我国常减压蒸馏装置技术进展,洛阳石化工程公司 李和杰,内容,装置大型化技术 我国大型化装置基本情况 装置大型化需解决的问题 减压深拔技术 影响减压深拔的因素 减压深拔和能耗 轻烃回收整合技术 电脱盐技术 大型化高速电脱盐实现国产化 脉冲电脱盐技术 电脱盐自动反冲洗控制程序 节能降耗技术,装置大型化技术,我国蒸馏装置基本情况,装置大型化技术,我国蒸馏装置大型化里程碑 2001年底，炼油厂平均规模为238万吨/年，只有大连西太、茂名和镇海等炼厂具有单套500万吨/年以上能力的蒸馏装置，没有一套能力达到1000万吨/年 2004年大连西太1000万吨/年蒸馏装置投产，是第一套千万吨规模的蒸馏装置

2、到2008年底，中国石化蒸馏装置平均规模达到361万吨/年，中石油蒸馏装置平均规模达到298万吨/年 目前三大公司已投产的800万吨/年以上规模的蒸馏装置共15套，能力达到133Mt/a，占总加工能力的35%左右，其中1000万吨以上的5套 正在设计、施工和准备投产的800万吨/年以上规模的蒸馏装置共9套，能力达到84Mt/a 还有12套千万吨级规模的蒸馏装置纳入规划，能力达到147Mt/a 建设8001000万吨级的大型蒸馏装置是我国炼厂扩大一次加工能力的主要手段,装置大型化技术,单套能力大于8.0Mt/a的大型常减压蒸馏装置,装置大型化技术,装置大型化技术,装置大型化技术,装置大型化需解决

3、的问题 千万吨级常减压装置设备规格 常压塔直径：8m 减压塔直径：1112m 常压炉负荷：100MW 减压转油线直径：34m 大型塔器设计、制造和施工要解决的问题 保持塔盘上气液两相的均匀接触与分离 每层塔盘的气液负荷都处于该种塔盘的适宜操作区 大型填料塔内液相均匀分布 大型化器的支撑,装置大型化技术,大型蒸馏装置开工遇到的问题 在停工蒸汽吹扫时常出现由于蒸汽量和蒸汽压力不足，吹扫不彻底或吹扫处理时间较长等问题 产生的污油量较大 大型蒸馏装置在设计时因考虑开/停工的方案 较大的蒸汽吹扫管径，设备底部的放凝管径和顶部的放空管径 较大的蒸汽耗量 中段回流抽出口尤其是减压中段回流抽出口不设阀门对管线

4、的吹扫方案 减少污油量的措施 大型蒸馏装置在开/停工的方案的变化 改变收油方式 除将回流罐收满油外，也将回流油泵入口、出口管线及相应换热器充满，为了保证装置在开工期间能迅速建立回流油，避免了过去只收满回流油罐，在启动回流油泵时出现一罐油连回流管线和设备都装不满的现象 增加了柴油置换步骤 当装置退油结束后，增加收柴油对重油管线各设备经柴油置换，再进蒸汽进行吹扫,减压深拔技术,减压拔出深度的定义 衡量常减压蒸馏装置总拔出深度通常采用减压渣油的切割点来表示，减压渣油的切割点是指减压渣油收率对应于原油实沸点蒸馏曲线（TBP）上的温度,收率,切割点温度,切割点,减压深拔技术,减压深拔的标准 国外深拔的标

5、准 减压渣油的切割点标准设计是1050，即565，只有减压渣油切割点温度超过565才称为深拔 对于个别减压蒸馏装置，据称切割点温度可以达到600 国内深拔的标准 在上个世纪80-90年代，减压渣油切割点温度达到540就称为深拔 目前所称的深拔主要是指减压渣油切割点达到560及以上 国内减压深拔的现状 目前国内大多数常减压蒸馏装置实际操作的减压渣油切割点温度一般在535-540左右 近期新设计的大型装置减压渣油的切割点按565设计，金陵800万吨常减压蒸馏按580设计,影响减压深拔的因素,影响减压深拔的因素 工厂因素外部因素 装置加工的原油是否适合深拔？ 根据减压蜡油和减压渣油的加工方案配置，炼

6、厂是否需要深拔? 装置本身的技术水平内部因素 减压系统能否提供深拔所需要的能量？ 拔出的减压蜡油的质量能否满足下游装置对进料的要求？ 减压炉能否实现长周期安全生产？ 操作因素内部因素 实际生产过程中，是否按减压深拔的要求进行操作？,任何一个因素，尤其第二和第三个因素没做好，都将影响装置的总拔出率,减压深拔技术,影响减压深拔的因素-工厂因素 减压蜡油的三条主要加工路线 催化裂化 加氢裂化 蜡油加氢处理-催化裂化 减压渣油的三条主要加工路线 延迟焦化 渣油加氢处理 溶剂脱沥青 蜡油、渣油加工路线对原料的要求,减压深拔技术,减压深拔技术,原料性质和加工路线对深拔的要求 低硫低金属石蜡基原油不需深拔

7、对于低硫低金属石蜡基原油，由于其减压渣油可以掺入蜡油中进入重油催化裂化装置进行加工，甚至可以不需要减压蒸馏，全部常压渣油都可以直接进入重油催化裂化装置加工，因此不必追求减压拔出率，也就是不需要深拔 如果为了生产航煤或芳烃，采用减压蜡油加氢裂化路线，则切割点应根据使减压渣油的硫含量等满足重油催化裂化装置的进料要求酌情确定 高硫或含硫原油，是否深拔应综合分析 减压渣油中硫含量和金属含量较高，很难直接用催化裂化装置进行加工 无论减压蜡油是采用加氢处理-催化裂化路线还是采用蜡油加氢裂化路线，为最大限度提高蜡油的转化率，减少渣油量和生焦量，采用深拔是必要的 如果减压渣油采用渣油加氢处理路线，由于较高的粘

8、度会影响液膜厚度，增加扩散阻力。为降低进料中的粘度，往往采取向减压渣油中兑入部分的减压蜡油，因此，对于减压渣油采用渣油加氢处理路线，是否深拔，需根据原料的性质酌情决定,减压深拔技术,减压蜡油去向,减压渣油去向,减压深拔技术,影响减压深拔的因素-装置本身的技术水平 减压闪蒸段的工艺条件 在闪蒸段温度、压力下能否将要拔出的产品（包括过汽化油）汽化？ 减压加热炉 减压系统能否提供深拔所需要的能量？炉出口温度是否足够？ 减压炉能否实现长周期安全生产？ 炉型和炉管布置方式、平均辐射热强度、质量流速、油品压降、炉膛烟气温度、最高油膜温度和停留时间、炉管流型 减压塔洗涤段 拔出的减压蜡油的质量能否满足下游装

9、置对进料的要求？ 洗涤油流量、洗涤段内件的形式 减顶真空系统 能否提供深拔所需要的真空度？,减压深拔技术,减压塔闪蒸段温度和压力 减压蒸馏的基本特征 在减压塔内，所有要拔出的产品都必须在闪蒸段汽化 影响减压汽化率的工艺条件 闪蒸段温度、油气分压（总压和汽提蒸汽量） 较高的汽化率需要较低的闪蒸段压力和较高的闪蒸段温度 对于某种特定的原油，在闪蒸段压力一定的条件下，温度和气化率的关系近似为线性关系。,减压深拔技术,温度与汽化率的关系 在相同的压力下，当温度低于400时，温度升高1，汽化率增加约0.35% 当温度高于400时，温度升高1，汽化率增加约0.3% 在较低的温度段下，提高温度对拔出率增加的

10、效果明显 压力与汽化率的关系 在小于20mmHg压力下，压力每降低1mmHg，汽化率增加约0.5%-0.7%，与温度升高2的作用相当 在20-30mmHg压力下，压力每降低1mmHg，汽化率增加约0.4%-0.6% 在大于30mmHg压力下，压力每降低1mmHg，汽化率增加约0.35%-0.45% 降低压力的作用还与温度段有关，在较低的温度段下，降低压力的效果比较高温度段下的效果好,减压深拔技术,汽提蒸汽量 汽提蒸汽的作用实质是降低闪蒸段的油气分压，因此，在总压一定的条件下，增加汽提蒸汽量，将提高减压塔闪蒸段的油气闪蒸量，增加拔出率 深拔对温度、压力、汽提蒸汽量的要求 对于工业装置，提高温度和

11、降低压力（增加汽提蒸汽量）均受相关条件的制约 过高的闪蒸段温度必然要求较高的炉出口温度，这就容易引起减压炉的炉管结焦 过低的闪蒸段压力或过大的汽提蒸汽量不但使得减压塔直径增大，加大投资，也会引起能耗的增加 考虑到油品热稳定性和减压塔结构尺寸和投资等因素的限制，减压炉出口温度宜控制在410430左右，减压塔顶压力宜控制在1020mmHg，塔底汽提蒸汽量一般为减压渣油的0.3-0.5%左右,减压深拔技术,减压加热炉 深拔对减压炉有哪些要求 减压炉能否提供深拔所需的能量？炉出口温度是否足够？ 要在深拔的同时，能否做到炉管不结焦或结焦倾向不明显？也就是加热炉能否实现长周期安全运转？ 减压炉是为减压蒸馏

12、提供热量的核心设备。要深拔，必须提高加热炉的出口温度。对一般的加热炉，短时间内也可以通过提高加热炉出口温度做到深拔，但是对适合深拔操作的加热炉，要在深拔的同时，做到炉管不结焦，实现装置长周期安全运转 深拔减压炉设计需要考虑的因素 炉型和炉管布置方式 质量流速、油品压降 平均辐射热强度 最高油膜温度和停留时间 炉管流型,最高油膜温度、停留时间、炉管流型最为重要,减压深拔技术,减压炉几种常用的炉型 单排单面和双排双面辐射组合式立管减压炉 辐射炉管全部排在一个箱形框架内，框架内分多个炉膛，炉膛之间由2排炉管分开 靠墙炉管受单排单面辐射，炉膛之间的炉管受双排双面辐射 根据管程数和热负荷的大小，每个炉膛

13、可以排放2程或4程炉管 在管心距相同时，单排单面辐射和双排双面辐射的热量有效吸收因数相差在4以内，基本满足各程炉管水力学和热力学对称的要求,减压深拔技术,单排单面辐射和单排双面辐射组合式减压炉 根据负荷大小，由两个或两个以上的独立炉膛组成，炉膛成方形 每个炉膛布置4管程，每程炉管的入口部分靠炉墙布置，受单排单面辐射，出口部分炉管位于炉膛中间，受单排双面辐射 该种结构可使各程炉管水力学和热力学完全对称,减压深拔技术,单排单面辐射水平管减压炉 根据其处理量大小可采用单炉膛或多炉膛 炉管靠炉墙水平布置，炉管受单排单面辐射 如每个炉膛布置程炉管，可以满足各程炉管水力学和热力学完全对称 如布置管程，应采

14、取特殊的措施，使各管程吸热对称 深拔减压炉的推荐炉型 宜采用单排单面辐射与单排双面辐射组合式立管箱式炉和水平管箱式炉，如采用机械清焦方式，宜优先采用水平管箱式炉,减压深拔技术,深拔加热炉对最高油膜温度和停留时间的要求 油品结焦程度与油品内膜温度和油品在炉管内的停留时间有关，油品在炉管的内膜温度越高，在炉管内的停留时间越长，则越容易结焦,为了防止减压深拔时油品在炉管内结焦，延长装置开工周期，必须限制炉管内油品的最高内膜温度和停留时间 KBC要求油膜温度和在炉管中的停留时间在结焦线的左下方，使得深拔操作时炉管离开结焦和裂化区而在安全区域操作，从而保证加热炉在安全状态下长周期运转,减压深拔技术,最高

15、油膜温度,减压深拔技术,停留时间 试验数据表明在油品静止情况下，将渣油加热到减压炉所要控制的内膜温度附近，其结焦的时间远大于油品在炉管汽化段内的停留时间 如不发生火焰舔炉管、油品偏流等特殊情况，在减压炉内油品是不会结焦,油品在炉管内的停留时间是根据油品的平均流速计算出的，实际上各点的停留时间不相同 深拔条件下减压炉的停留时间要求在40秒之内,减压深拔技术,深拔加热炉对油品在炉管内流型的要求 在辐射段，热强度较大，为了避免油品局部过热发生裂解，要求汽化段油品保持较好的流型，如果流型不合适将发生油品结焦、炉管振动 汽化段炉管内的流型最好是雾状流，也允许环状流或分散气泡流。不允许出现液节流，液节流会

16、产生水击，引起噪声和管排振动，严重时会损坏炉管,减压深拔技术,减压转油线 希望在闪蒸段温度一定的情况下，尽可能降低转油线的压降和温降，从而降低减压炉的出口温度，降低油品的内膜温度，减少结焦 某减压炉辐射炉管出口处的压力由40kPa降低至25kPa，其最高内膜温度降低6 炉出口压力越低，油品的汽化率越大，油品在炉管内的流型和转油线的速度也将改变 转油线设计时除考虑结构设计、吸收热膨胀、降低压降和温降等因素外，还要考虑到油品在转油线内的流型和流速限制等因素，既不出现柱塞流，也不能超过临界流速的90 所以转油线内压降的降低是受到一定限制的,减压深拔技术,减压塔洗涤段 洗涤段的作用 对闪蒸上来的油气进

17、行洗涤，除去油气中夹带的重组分、重金属残炭和沥青质，以保证减压蜡油的性质尤其是重金属含量和残炭含量满足下游装置的要求 洗涤段操作条件 深拔条件下洗涤段的温度一般达到390左右，比常规减压温度高10-20左右 处相负荷大，液相负荷小 洗涤段易出现的问题 填料易结焦，从而使洗涤段失去洗涤作用，造成减压蜡油残炭和重金属含量超高，同时洗涤段结焦将引起该段填料压降的升高，降低减压拔出率，有时还可引起非计划停工,减压深拔技术,防止洗涤段结焦的措施 保证洗涤段下部最小的“干净”洗涤油流量来湿润填料下表面，即“干净”洗涤油量必须满足填料的最小喷淋密度的要求 填料的最小喷淋密度和所选择的填料型式及规格有关，对于

18、比表面积在125-200m2/m3的规整填料，洗涤油的喷淋密度应不低于0.5m3/m2.h 选择合适的涤段填料高度和规格 过高的填料高度不但起不到良好的洗涤作用，还将引起填料结焦 在洗涤段，填料的上表面由于洗涤油而使填料表面湿润，在填料的下表面由于油气夹带的“液体”作用也使填料表面湿润。但是在填料的中部，由于洗涤油汽化，向下流动的洗涤油量减少，如果洗涤油量不足或波动，极易在填料的中部出现“干板”而结焦 洗涤段下部应选择孔隙率较大的填料 洗涤段的填料高度不宜高于2.5m,减压深拔技术,减压塔进料分布器 进料分布器 进料分布器的作用 对减压塔进料的气液相进行分离 进料分布器的要求 雾沫夹带量小 压

19、降低 上升气相分布均匀 常用的减压进料分布器 Shell 公司的Schoepentoeter Glitsch 公司的Vapor horn类，如单切向环流式、双切向环流式等 其他,减压深拔技术,几种进料分布器的性能比较 清华大学曾对几种分布器进行了比较， Schoepentoeter、单切向环流式、双切向环流式综合性能较好,减压深拔技术,影响深拔的操作方面的因素 炉出口温度和炉膛温度 洗涤油流量 常压拔出率 冷却水压力和温度 抽空蒸汽压力和温度 减压塔底温度 大气腿是否畅通,减压深拔技术,加热炉出口温度和炉膛温度 实际生产过程中常见的是加热炉出口温度达不到设计的要求，这点对于改造的生产装置较明显

20、 这些装置过去是按非深拔设计，加热炉出口温度较低，相应炉膛温度也较低，炉膛的相关构件材质较低，工艺卡片往往规定加热炉炉膛温度不超800 当装置按深拔改造后，工艺卡片关于炉膛温度的指标没有及时更改，实际操作时如仍然控制炉膛温度不大于800，则炉出口温度很难达到深拔要求 有的装置在操作时，燃烧器一次和二次配风调节不合理，造成火焰长度过高，使得加热炉炉膛TP温度超高，影响炉出口温度的提高 有的装置，设计的燃料为燃料油，操作时改为燃料气，因燃料气的热值低于燃料油，使得加热炉的炉膛温度超高,减压深拔技术,FR,FR,重蜡油,洗涤油,减压 渣油,洗涤油流量 实际生产中最易忽视的是洗涤段的“干净”洗涤油量，

21、这点对于装置在较低的生产负荷下比较突出。当装置在较低的处理量下生产时，操作人员往往维持加热炉出口温度，将各物流的流量按比例降低，这就使得实际的洗涤油量不能满足填料的最小喷淋密度要求 对于规格一定的减压塔和洗涤段填料，要求的洗涤油量不随装置的实际加工量而变化,减压深拔技术,FR,FR,重蜡油,洗涤油,减压渣油,洗涤油实质上是过汽化油。当减压塔的实际进料量降低时，如果仍然维持加热炉出口温度不变，则实际的过气化油流量将按进料量降低的比例减小 某减压装置，设计洗涤油流量为85t/h，装置开工后较长时间将洗涤油流量控制在3040t/h，减压重蜡油残炭高达3.08%，经调整操作将洗涤油量增加到85 t/h

22、，重蜡油残炭降至2.37%，洗涤油流量增至100 t/h，其残炭降至1.73%，C7不溶物含量0.0074%,减压深拔技术,FR,FR,重蜡油,洗涤油,减压渣油,对于减压塔实际进料量低于设计进料量的深拔减压装置，在操作中要适当提高加热炉的出口温度，提高过汽化率，以保证洗涤油的流量满足要求 “干净”洗涤油量的计算 洗涤油的最小流量是指在洗涤段下部的最小“干净”洗涤油流量 因为在减压塔闪蒸段，闪蒸气体会夹带一部分的减压渣油组分，这部分渣油在洗涤段被洗涤下来，进入到洗涤油中，洗涤油管道上的流量计测得的“脏”洗涤油量已包括了夹带的减压渣油,减压深拔技术,如何知道洗涤油中夹带的减压渣油量 通过金属平衡（

23、如镍、矾）求得 也可以通过残炭和C7不溶物平衡求得 残炭和C7不溶物平衡求得的精度比镍、矾平衡低，只可用来校对镍、矾平衡数据,“干净”洗涤油流量 测得的”脏”洗涤油流量 洗涤油中夹带的减压渣油量,减压深拔技术,“脏”洗涤油中减压渣油含量 W = DWO (VDWO - VHVGO) / (VSR - VHVGO) 式（1） W “脏”洗涤油中减压渣油含量，kg/h VDWO 洗涤油中矾含量，ppm VHVGO HVGO中矾含量，ppm VSR 减压渣油中矾含量，ppm DWO “脏”洗涤油流量，kg/h 洗涤段填料底部“干净”洗涤油量 WO = (DWO W ) / DWO act 式（2）

24、WO 洗涤段填料下部“干净”洗涤油量，m3/h DWO “脏”洗涤油流量，kg/h W “脏”洗涤油中减压渣油含量，kg/h DWO_act “脏”洗涤油在闪蒸段条件下实际密度，kg/m3,减压深拔技术,其他因素 常压拔出率 如常压拔出率低，本应在常压塔拔出的柴油组分进入到减压塔中，除增加减压炉的负荷外，还增加减压塔气相负荷，使得闪蒸段和洗涤段的F因子加大，加重气体的雾沫夹带，增加全塔压降，从而降低闪蒸段压力和使蜡油质量变差 减压塔底渣油温度 减压塔底温度过高，减压渣油在塔底部停留时间长，产生的不凝气体量将增加，影响减压塔顶真空度 操作时应控制减压塔底温度不大于360 抽空蒸汽压力和温度、抽空

25、器后冷凝器冷却水的压力和温度，大气退是否畅通 抽空蒸汽压力和温度、抽空器后冷凝器冷却水的压力和温度等因素对减压深拔的影响主要表现在影响减压塔顶真空度，从而影响减压塔闪蒸段的这浓度,减压深拔技术,拔出率对能耗的影响 要提高减压拔出率，减压炉必然要提供更多的能量，虽然减压炉提供的能量可以在换热过程中予以回收，但由于“窄点”的限制，约有20%的热量转化为低温热而无法回收 拔出率每增加1%，装置能耗增加约0.084千克标油/吨原油 如果减压切割点温度由540提高到565，按减压拔出率提高2.53%计算，则装置能耗增加0.20.25千克标油/吨原油,中石化基准能耗中装置能耗与总拔出率的关系 E=3.51

26、32C+206.68 E能耗，MJ/t原油；C总拔出率，m%。,减压深拔技术,塔顶压力对能耗的影响 闪蒸段压力降低或真空度提高，减压炉的负荷减小 过低的塔顶压力会增加能耗 过低的塔顶压力会导致全塔压降增加，使闪蒸段的压力降低不明显 减顶抽空冷凝器出口处未凝蒸汽量增加，导致抽空蒸汽消耗增加,减压深拔技术,减压塔顶压力在20-25mmHg时，加热炉燃料消耗和抽空蒸汽消耗之和的能耗最低 但是在此压力下，很难达到深拔对真空度和加热炉出口温度的要求 深拔条件下减压塔顶压力12-17mmHg之间，也就是说，在减压深拔时，抽空蒸汽的能耗要比不深拔条件下增加0.2千克标油/吨原油左右,减压深拔技术,蒸汽,蒸汽

27、,FR,FR,重蜡油,洗涤油,减压渣油,进料,转油线,洗涤油流程对能耗的影响 洗涤油流程 洗涤油直接打入减压渣油中 洗涤油循环到减压炉前进行在再蒸馏,减压深拔技术,洗涤油循环到减压炉前的好处 使减压进料密度变小，粘度降低，降低料减压炉结焦的可能性 深拔模式下，洗涤油温度较高，洗涤油循环后可以提高减压炉的入口温度 洗涤油循环后，因减压进变轻，在相同的拔出率下： 加热炉出口温度可降低34 加热炉负荷可降低约2.09MW，约降低5%， 可折合能耗0.21千克标油/吨原油,减压深拔技术,减压深拔技术,减压拔出深度的定义 衡量常减压蒸馏装置总拔出深度通常采用减压渣油的切割点来表示，减压渣油的切割点是指减

28、压渣油收率对应于原油实沸点蒸馏曲线（TBP）上的温度,收率,切割点温度,切割点,减压深拔技术,实际生产中很难得到完整的原油实沸点蒸馏曲线 由于工厂分析化验仪器的原因，大部分原油的分析数据较为简单 实沸点蒸馏数据往往只做到500520 没有565甚至更高温度的数据，这样无法得到完整的原油是沸点蒸馏曲线 实际生产中几种判断减压拔出深度的方法 采用减压炉出口温度来判断是否深拔 认为减压炉出口温度达到了设计的温度，因此，达到了深拔 直接采用减压蜡油的干点作为深拔的依据 减压重蜡油的干点达到了560以上，据此认为达到了深拔 这种方法不全面 减压重蜡油的干点达到了560以上，不表示拔出率高，在低拔出率下，

29、夹带严重，减压重蜡油干点会上升,减压深拔技术,采用减压渣油中小于500组分或小于538组分含量来判断是否深拔 减压渣油中小于500组分不大于5%或小于538组分含量不大于3%（也有5%），即实现了深拔，是目前广泛采用的方法 这一方法也有一定的局限性 渣油中小于500组分或小于538组分含量与TBP切割点的关系不易确定 渣油中小于500组分或小于538组分含量的分析方法不一，得到的数据差别较大 减压渣油中小于500组分或小于538组分含量可以作为衡量同一装置本身操作拔出水平的高低，不宜作为不同装置之间的对比,减压深拔技术,外推法 原油的是沸点曲线在等百分比坐标上是一条曲线 如将其放到特定的恩氏蒸

30、馏曲线坐标上可以发现，绝大部分原油除较轻的部位外，200以上组分的收率和温度基本上呈线性关系 基于这一特性，原油的大于500520以上的收率可以外推求得 这个方法也是PRO/II等大型流程模拟软件拟合原油收率的常用方法,减压深拔技术,5,1 俄罗斯原油 2 某混合原油 3 沙特重质原油 4 科威特原油 5 委内瑞拉原油 6 马林原油,6,3,4,2,1,轻烃回收整合技术,常规原油中轻烃含量 加工进口原油的常减压蒸馏装置，轻烃含量一般在34%左右 为回收这部分轻烃，常减压装置往往设置轻烃回收系统 目前常见的轻烃回收技术 有压缩机回收技术 无压缩机回收轻烃技术 轻烃回收的流程 脱丁烷塔的单塔流程

31、脱丁烷-脱乙烷的双塔流程 吸收-解吸-稳定的三塔流程,轻烃回收整合技术,轻烃回收整合技术 大连石化1000万吨/年常减压蒸馏装置的设计中，采用工艺整合技术将全厂的轻烃集中回收，设置了420万吨/年的轻烃回收单元 轻烃回收整合技术的优点 不但避免了各装置重复设置轻烃回流系统，简化流程和操作费用、节省投资 而且可以充分提高轻烃的回收率 轻烃回收单元原料 本装置的石脑油和气体 另一套600万吨/年常压蒸馏装置的石脑油 加氢裂化装置分馏塔顶石脑油和汽提塔顶气体 渣油加氢脱硫装置汽提塔顶气体 连续重整装置液化气,轻烃回收单元组成 脱丁烷部分 石脑油分离部分 液化气吸收部分 脱乙烷部分 尾气胺洗部分 干气

32、胺洗部分 液化石油气胺洗部分 液化石油气碱洗部分和胺液缓冲回收及配碱部分组成 轻烃回收的工艺流程 整合的轻烃回收采用无压缩机和脱丁烷塔-脱乙烷塔-石脑油分离塔-液化气吸收塔,轻烃回收整合技术,石脑油中的轻烃直接进入脱丁烷塔回收轻烃；气体中的轻烃进入液化石油气吸收塔，通过采用重石脑油作为吸收剂、液化气吸收塔底油循环至脱丁烷塔来回收气体中的轻烃，液化气吸收塔的设置也可以回收加氢裂化和渣油加氢装置来的酸性尾气中的轻烃。采用上述四塔流程，在保证各产品质量指标的前提下，可最大限度的回收液化石油气，并满足重整装置进料的要求。 脱乙烷塔采用“Wesseling汽提”工艺。该工艺的主要特点是脱乙烷塔只设提馏段

33、，不设精馏段，粗液化石油气直接进入塔顶馏出线。这种工艺不但可以使液化石油气回收率最大，而且由于粗液化石油气中携带的水份（在脱硫精制水洗过程溶解携带）可以在塔顶油水分离罐中冷凝分水，可以降低粗液化石油气进入脱乙烷塔的含水量。此外，该工艺可大大减少塔盘数，节省投资。 轻烃回收技术的推广 目前青岛大炼油、福建石化、天津石化、茂名石化、中化泉州等大型化炼厂均采用这种集成的轻烃回收技术,电脱盐技术,电脱盐的作用 电脱盐不仅是十分重要的工艺防腐手段，而且伴随着脱盐、脱水、脱金属技术的日趋成熟，它已成为为下游装置提供优质原料所必不可少的原油预处理工艺过程 电脱盐遇到的问题 随着原油开采过程中大量使用助剂以及

34、原油性质的变差，使原油脱盐变得异常困难，电脱盐运行电流大、脱盐脱水效果差，排水含油高，给炼厂生产带来很大的影响 2008年我国电脱盐现状 中石化常减压装置原油脱前含盐的平均值为46.9mg/l，脱后含盐平均值为3.0mg/l，脱后含盐平均合格率为91.7%，有12套电脱盐脱后含盐量在3.05.0mg/l之间，占21.4%，有3套电脱盐脱后含盐平均值高于5.0mg/l 中石油常减压装置原油脱盐前的平均值为27.56mg/l，脱后含盐平均值为2.41mg/l，有1套电脱盐脱后含盐量大于3.0mg/l,电脱盐技术,大型化高速电脱盐实现国产化 自1997年镇海800万吨/年常减压装置首次采用国外高速电

35、脱盐技术以来，大型化蒸馏装置几乎全部采用引进高速电脱盐技术 2004年在大连石化1000万吨/年常减压蒸馏装置的设计中，洛阳石化工程公司、扬中长江电脱盐公司和大连石化公司通力合作，采用了国产高速电脱盐技术，取得了较好的效果，脱后平均含盐量为2.8mg/l 中石油独山子、中石化青岛大炼油、天津石化、中海油惠州等千万吨级电脱盐均采用了国产高速电脱盐技术。国产高速电脱盐的大型化取得了突破，替代了进口电脱盐。,电脱盐技术,脉冲电脱盐技术 电脱盐技术研发的主要方向 开发新型的极板结构，如二层极板、三层极板、鼠笼极板、吊挂极板 开发不同的供电方式或破乳方式，如交流电场、直流电场、交直流电场、超声波破乳、微

36、波破乳、过滤脱盐、旋流脱盐 开发高效广谱的破乳剂，如合成的破乳剂、油溶性破乳剂、脱盐助剂 脉冲电脱盐的技术原理 采用脉冲方波电压，形成高压、脉冲电场，完全不同于以往的交流电及直流电电场，油水乳化颗粒在瞬间高压下极化、聚结，避免因短路或电流增大导致电场电压的降低，提高脱盐效率、节省运行电耗,电脱盐技术,脉冲电脱盐的优点 与传统电脱盐相比，在原油脱盐和脱水方面具有高效节能的优势 脱盐电耗降低68%以上 脱后原油含盐量稳定 脉冲电脱盐的应用效果 在中石化洛阳分公司和胜利石化总厂的电脱盐装置上得到了应用 洛阳分公司电脱盐装置加工塔河中质原油，原油(20)密度为901.4kg/m3，采用脉冲电脱盐后，脱

37、后平均含盐量由59mg/l降为2.48mg/l，脱盐率由9395%提高到97.2%，变压器的运行电流只有原来的30%左右。,电脱盐技术,电脱盐自动反冲洗控制程序 影响电脱盐效果的因素 不但与脱盐条件、破乳剂的性能、电极板的型式有关，也与是否及时冲洗电脱盐罐底的沉积物有关 由于原油中含有一定量的泥沙等沉积物，在电脱盐罐低速条件下容易沉积在罐的底部，造堵塞排水管造成油水界面不稳，影响脱盐效果 我国电脱盐泥沙冲洗的现状 我国大部分电脱盐均设计了手动泥沙冲洗系统，该系统需要操作人员手工启用该系统冲洗泥沙 由于手工冲洗时不能进行分段控制冲洗，冲洗水量难以保证，加上冲洗时对正常注水会造成一定的影响，使得冲

38、洗效果难以保证，影响脱盐效果。,电脱盐技术,电脱盐自动反冲洗控制程序 大连石化公司1000万吨/年常减压蒸馏装置电脱盐设计了一套自动反冲洗设施，通过一套逻辑控制程序，完成电脱盐沉渣自动反冲洗 该系统每次运行沉渣冲洗时，只需在DCS上点击按钮，启动反冲洗程序，一级罐反冲洗注水泵P-1014便自启；随后，一级罐反冲洗水流量控制阀（阀9）打开，水量达到设定值；同时，一级罐底第1个反冲洗切断阀也自动打开，系统开始进行第一部分反冲洗。一定时间（该时间自行设定）过后，第1个切断阀关闭，同时第2个切断阀打开，继续进行下一部分冲洗。如此类推，直到一级罐反冲洗全部结束。随后二级罐反冲洗水流量控制阀（阀2）打开，

39、水量也自动达到设定值；同时二级罐底第1个切断阀也打开，开始进行二级罐冲洗。与第1 个罐类似，直到二级罐各部分冲洗全部完毕。然后，一级罐反冲洗注水泵P-1014自停。,电脱盐技术,节能降耗技术,常减压能耗占炼厂能耗的比重 作为原油加工的第一道工序，常减压蒸馏装置的能耗占炼油厂全厂总能耗的比例达到14%15左右。 常减压装置能耗构成 燃料消耗最大，通常达到70%左右 其次是电和蒸汽，分别占总能耗的18%左右 新鲜水、循环水和软化水一般仅占4%左右 我国常减压装置能耗现状 近年来常减压装置的节能降耗工作取得显著成绩 2000年中石化57套常减压装置的平均能耗为12.11KgEO/t 2008年中石化

40、58套常减压蒸馏装置的平均能耗降为10.49KgEO/t，其中最低能耗8.49KgEO/t，除几个小厂外，最高能耗12.03KgEO/t,节能降耗技术,节能降耗的措施 提高换热终温 在节能降耗的中，首要是提高原油的换热终温，降低加热炉燃料消耗。 通过采用“窄点”设计法设计和改造换热网络，使得原油的换热终温进一步提高，新设计的大型装置换热终温均达到300以上 2008年中石化常减压装置平均换热终温达到284.7，有20套装置的换热在285299之间，有11套装置换热终温超过300，最高的已达到321（有油浆换热） 中石油常减压装置平均换热终温达到281.1，有18套装置的换热在285299之间，

41、有7套装置换热终温超过300，最高的已达到306 优化分馏塔的取热比例 由于常减压装置的柴油需在柴油加氢装置进一步精制，因此，常压塔的二线和三线柴油没有必要很大的分馏精度 取消常三线汽提蒸汽的基础上，进一步加大常二中的取热量，可以取得较好的效果 独山子、广石化常减压装置在设计时采用这种理念，大幅度提高了高温位取热比例，换热终温达到300以上,节能降耗技术,降低蒸汽耗量 减顶抽真空系统的蒸汽消耗量占装置总蒸汽消耗的50%以上，降低抽空蒸汽的耗量是降低能耗的重要措施 机械抽真空效率较高，可有效地降低抽空蒸汽耗量，机械抽真空代替第三极蒸汽抽真空可降低能耗0.15KgEO/t左右，同时减少占地面积 大

42、连石化、独山子石化、天津石化、洛阳石化、福建石化、抚顺石化等大型常减压装置均采用引进机械抽真空系统 新疆塔河石化使用的“Hijetor”抽空技术，采用减一柴油作动力，压缩比可以达到20以上，有效地降低了能耗和减少占地面积,广州石化800万吨/年常减压的设计中，利用“Hijetor”技术原理，采用国产化设备，使用液胺作动力，将抽空和减顶气体脱硫有机地结合起来，将对被抽气体进行胺液脱硫，取得了抽真空和减顶气体脱硫的双重效果。减顶气体的脱硫率达到99%以上,节能降耗技术,热出料和热联合 常减压装置直接向下游装置热出料是降低常减压装置冷却负荷和下游装置加热负荷，从而降低能耗的重要手段 但是在实际生产过程中常减压装置与下游装置都有流量、液位甚至比例控制，装置之间相互影响 大连石化、独山子石化、辽宁华锦等常减压装置采用比例热出料和冷出料按一定的比例方式控制，既保证了装置热出料的连续性，又保证了各装置的液位和流量的平稳，为装置平稳运行创造了良好的条件 影响能耗的因素 不能孤立地看待常减压装置的能耗 应当和常减压装置的拔出率、产品质量、轻油收率等一起综合考虑 近年来常减压装置能耗的降低，是在提高减压拔出率和轻油收率，提高产品质量的基础上取得的，这就更加不容易，也充分反映了常减压蒸馏装置近年来所取得的技术进步,谢谢！,