气体分馏装置的流程模拟与优化

国内某石化公司气体分馏装置处理能力为65×104t/a,采用先脱丙烷的四塔流程:脱丙烷塔、脱乙烷塔、丙烯塔(两塔)、脱异丁烷塔,主要产品为纯度99.2%(体积分数)以上的工业精丙烯和烷基化原料。以该气体分馏装置为研究对象,采用Aspen Plus流程模拟软件,建立与装置实际工况相符合的稳态流程模拟模型。利用此模型,对脱丙烷塔、脱乙烷塔、丙烯塔等进行灵敏度分析,研究各塔压力、热负荷、进料位置、进料温度、回流比等参数间的相互关系,并以模型为指导,对装置进行如下优化调整:脱丙烷塔顶回流量由60t/h下调到45t/h;脱乙烷塔顶回流量由25t/h下调到22t/h;脱乙烷塔顶压力控制在2.1～2.35MPa;丙烯精馏塔T503AB顶回流量由180t/h降至140t/h,丙烯精馏塔T503CD塔顶回流比(质量比)由23.5降至17,既能满足产品质量要求,又能保证装置能耗最低。提出调整丙烯精馏塔T503AB的进料位置,在125～135层板间再开1～2个进料口,降低装置能耗的建议。通过调整优化,装置能耗由50.26kg标油/t下降到45.28kg标油/t,且每年增产丙烯约1960t,产生经济效益1205万元。     

硫磺联合装置1.0MPa蒸汽综合利用节能措施及优化建议

洛阳石化共有两套硫磺回收联合装置(单套装置设计加工规模为4×10~4t/a),是油品质量升级改造的配套项目,按照"污染集中治理"原则,酸性水汽提装置、溶剂再生装置与硫磺回收装置集中布置,形成硫磺单元;上游装置所产酸性水、富胺液全部在硫磺单元集中处理,因此,硫磺联合装置成为1.0MPa蒸汽消耗大户。针对硫磺单元各装置工艺技术特点、装置之间联系、进出物料性质等,结合生产现状,提出1.0MPa蒸汽综合利用优化思路:用原料水代替2号酸性水汽提塔顶净化水、硫磺吸收塔富液作为半贫液供焦化装置干气脱硫塔、两套硫磺装置尾气合并到一套处理等措施,胺液循环量降低后,停用2号溶剂再生装置等技术优化改造,取得了显著的节能效果。硫磺回收装置急冷水产量为4t/h,进酸性水汽提装置处理不经济,急冷水是工艺过程生成水,水质适合加氢装置代替除盐水注水,在现有流程基础上,稍做改造即可实施,具有一定的优化潜力。     

天津石化2号溶剂再生装置流程模拟与优化

以天津石化2号溶剂再生装置为研究对象,利用Aspen Plus软件建立稳态流程模拟模型,对影响装置能耗的各参数进行综合分析,研究塔压力、塔温度、回流量、胺液浓度、进料温度等参数间的相互关系,在保证塔顶酸性气和塔底贫液产品质量的前提下,以节能和经济效益最大化为目标,对装置操作进行综合优化。装置优化后,Ⅰ列再生塔(C-201)减少蒸汽消耗3t/h,Ⅱ列再生塔(C-301)减少蒸汽消耗5t/h,两列再生塔共节约蒸汽耗量8t/h。低压蒸汽价格按150元/t计算,装置全年运行时数按8400h计算,每年创造节能效益1008万元。同时,由于各机泵和空冷器的功耗下降,电单耗由1.97kW.h/t下降为1.36kW.h/t,下降了0.61kW.h/t,按照目前两列再生塔合计加工量达800t/h、电价为0.57元/kW.h计算,每年实现节电效益233.6万元。两者合计,全年共实现节能效益1241.6万元。     

荆门石化气体分馏装置流程模拟技术应用

荆门石化总厂气体分馏装置处理能力为55×104t/a,采用脱丙烷塔、脱乙烷塔、丙烯塔(两塔)三塔流程。以该气体分馏装置为研究对象,采用Aspen Plus流程模拟软件,建立与装置实际工况相符合的稳态流程模拟模型。利用此模型,对脱丙烷塔、脱乙烷塔、丙烯塔等进行灵敏度分析,研究各塔压力、热负荷、回流比等参数间的相互关系,并以模型为指导,对装置进行如下优化调整:脱丙烷塔顶控制压力由1.85MPa下调到1.40MPa,既能满足产品质量要求,又能大幅降低装置蒸汽消耗,塔顶温度和塔底温度均大幅下降,塔底温度由109℃降到95℃左右,蒸汽流量平均值下降约5t/h,使蒸汽单耗下降到约0.1kg标油/t,该装置综合能耗下降7.6kg标油/t。装置年开工时数按8400h计算,全年减少蒸汽消耗4.2×104t,蒸汽价格按150元/t计算,则全年共创节能效益630万元,装置能耗大幅降低。     

镇海炼化连续重整装置流程模拟与优化

中国石化镇海炼化Ⅳ套连续重整装置处理能力为120×104t/a,重整、催化剂再生部分采用美国UOP公司专利技术,其中预加氢分馏部分采用先汽提后分馏的两塔流程,重整油后分馏部分采用先脱丁烷的三塔流程:脱丁烷塔、脱己烷塔、脱戊烷塔,主要产品为高辛烷值重整汽油(芳烃)以及大量副产氢气。以该连续重整装置为研究对象,采用Aspen Plus流程模拟软件,建成了装置预分馏部分以及重整后分馏部分与实际工况相吻合的稳态流程模拟模型。利用此模型,对重整装置的汽提塔、石脑油分馏塔、稳定塔、脱己烷塔、脱戊烷塔进行综合分析。以节能降耗为目标,对稳定塔和脱己烷塔进行如下操作参数优化:脱丁烷塔顶压力由0.92MPa降至0.80MPa,脱己烷塔顶压力由0.03MPa降至0.01MPa。装置优化后,脱丁烷塔底蒸汽消耗减少2.2t/h,脱己烷塔底蒸汽消耗减少3.0t/h,合计装置节能2.55kg标油/t,全年可产生经济效益727万元。     

醇胺法溶剂再生装置运行异常原因及解决办法

四川石化醇胺法溶剂再生装置共有两套,加工规模均为350t/h,设计加工弹性为60%~110%。装置运行近36个月,出现过工况频繁波动、塔顶堵塞、塔顶回流罐及泵出口管线腐蚀穿孔及非计划停工等问题。分析认为,上游加氢裂化装置外送管线中的富胺液含油带烃,导致返回溶剂再生装置的富胺液含有大量烃、油及氢气,是引发溶剂再生装置、硫磺回收装置波动的主要原因;硫化铵等结晶物是造成溶剂再生塔顶气相管线堵塞的直接诱因;而溶剂再生塔顶回流罐入口及回流泵出口管线腐蚀穿孔,主要是在含有大量硫化氢、氨及水蒸气环境下发生的均匀腐蚀、应力腐蚀、晶间腐蚀。针对上述问题,制定并实施优化改造方案。通过连续11个月的数据观察,装置运行平稳,未出现操作波动、塔顶堵塞、塔顶回流罐(泵)出口管线腐蚀穿孔等问题。且技术改造前,贫胺液H_2S含量平均值为0.61g/L,蒸汽单耗为158.25kg/t;技术改造后,贫胺液H_2S含量平均值下降为0.26g/L,蒸汽单耗下降为127kg/t。     

延迟焦化装置大油气线结焦因素及预防措施

辽河石化公司针对延迟焦化装置大油气管线与焦炭塔出口接口处结焦的影响因素进行了分析,提出预防措施:控制好加热炉出口温度;焦炭塔顶温度采用注入急冷油使塔出口温度保持在(420±5)℃;焦炭塔在切换新塔2h前,将加热炉出口温度提高2～3℃,将干气脱硫塔顶出口处压力由0.90MPa憋压到0.94MPa,减少大油气管线结焦几率;采用12点分4路向管网注3.5MPa中压蒸汽,来提高管内介质流速以缩短缩和反应时间,减少因缩和反应生成的中间相吸附在炉内管壁引起的结焦;老塔切换新塔后,将小吹汽1.0MPa低压蒸汽由设计值6～8t/h调整为4～6t/h,时间由1.5h调整为2.0h,减少在小吹汽过程中因部分泡沫层和焦粉带入大油气管线引起结焦;控制焦炭塔顶压力在0.15～0.18MPa,避免因压力过高发生泡沫夹带和压力过低增加操作成本;在焦炭塔18m、23m、27m处分别安装137Cs作为γ射线料位计放射源,随时监测料位高度,防止因生焦高度过高引起焦粉携带和溢塔事故。     

镇海炼化4号柴油加氢装置流程模拟应用

镇海炼化4号柴油加氢装置设计处理能力为300×104t/a,进料由焦化汽柴油、催化柴油、直馏柴油组成,装置反应部分采用炉前混氢流程,设置热高分、热低分流程。热低分油、冷低分油混合后进入脱硫化氢汽提塔(T-2101)。装置分馏部分为双塔汽提流程。从2002年开工至今,运行情况总体良好。装置希望通过流程模拟,对目前运行参数和换热流程进行优化,改善装置运行工况。应用Aspen Plus软件,对装置分馏部分进行流程模拟,得到了与装置实际操作工况接近的理想模型,为装置优化操作、节能降耗及寻找生产瓶颈提供依据。本次模拟目标为初步应用,主要以模型为指导,研究增产石脑油时分馏塔顶回流比对汽油干点、柴油闪点温度的影响,以及提高T-2101塔汽提蒸汽量对塔顶硫化氢量的影响,实现了汽油产量增加2.37%和T-2101塔汽提蒸汽降低0.1t/h的目标。实施流程模拟优化后,装置全年共产生经济效益132.6万元,表明镇海炼化4号柴油加氢装置流程模拟优化取得成功。     

低负荷延迟焦化装置的节能措施研究

中国石化洛阳分公司延迟焦化装置由于焦化原料不足,装置长期低于60%负荷运行,导致生产难度加大,能耗高。经分析,发现装置的主要能耗来自3.5MPa蒸汽、燃料气和水、电消耗,它们占总能耗的比重分别为103%、52.23%、7.92%和17.47%。其中,3.5MPa蒸汽消耗占比最大,主要原因是低负荷生产条件下,装置的两台加热炉只有一台进料,但为预防在进料人字形汇合处结焦和不进料的加热炉空烧,另一台备用加热炉在不进料情况下仍从炉入口处注入3.5MPa蒸汽。通过将加热炉备用炉室的保护蒸汽由3.5MPa蒸汽改为干气、增加燃料气与出装置柴油的换热流程、对压缩机的智能控制系统进行升级改造,以及应用变频技术、调整生产节点及改造水封罐流程等措施,延迟焦化装置低负荷下的能耗由31.835kg标油/t降至23.340kg标油/t。     

炼油企业胺液循环系统模拟及优化

运用流程模拟软件对干气-液化气胺液循环系统进行了严格模拟,分析了富液H_2S含量、贫液H_2S含量、MDEA浓度、富液进塔温度对溶剂再生能耗的影响,并对液化气脱硫塔富液的串级利用进行了模拟。结果表明:在脱硫指标满足的条件下,干气-液化气脱硫系统富液H_2S含量可提高至20g/L左右,贫液H_2S含量控制在1.1g/L左右为最佳;固定脱硫塔净化气中H_2S含量不变,胺液系统存在最佳的贫液H_2S含量,在此贫液H_2S含量下,蒸汽消耗最低;MDEA浓度主要影响脱硫塔效果,进而影响胺液循环量,在系统不出现发泡时,应尽可能提高MDEA浓度;从节省蒸汽的角度讲,富液进再生塔温度越高越好,实际进塔温度可优化至设计值;胺液串级利用解决了富液不富、硫容分配不均等胺液系统现存的问题,由于循环氢脱硫塔贫液质量要求不高,可将H_2S含量不高的富液进行串级再利用。     

延迟焦化装置的能耗分析及节能优化实践

中国海油惠州炼油分公司420× 104t/a延迟焦化装置通过停用解吸塔上重沸器3.5MPa蒸汽、停用柴油汽提塔1.0MPa汽提蒸汽、降低循环比、采用先进控制(APC)提高加热炉热效率、降低高压水泵和罐区减渣原料泵电耗、提高水的回用率、加大装置处理量等工艺优化措施,装置综合能耗比设计能耗39.03kg标油/t原料降低3kg标油/t原料.为了进一步降低装置能耗,达到国内其他先进装置的能耗水平,该装置在2011年利用检修时机,通过加热炉节能改造降低排烟温度、利用柴油低温热发生0.45MPa蒸汽、焦化富气压缩机叶轮更换、焦炭塔区特阀汽封线改造等节能改造措施.加热炉热效率由89％提高至91.5％,节约3.5MPa蒸汽用量约6.5t/h,同时减少了燃料气、蒸汽和电的消耗,使装置能耗总体降低3.16kg标油/t原料.装置节能改造每年可增加4000万元的经济效益.     

济南石化1号催化裂化装置流程模拟应用

济南石化1号催化裂化装置通过流程模拟技术,寻找制约装置生产的瓶颈,以此来优化操作条件,降低能耗,离线培训操作人员,加强工艺人员对工艺机理的掌握,从而改善操作,提高企业的竞争能力。针对主分馏塔顶循环油-热媒水取热点取热能力不足的问题,利用模型,对分馏塔热负荷进行核算和优化,投用1号催化裂化装置主分馏塔顶循环与气体分馏装置的热联合,实现了主分馏塔低温热利用的最大化。热联合流程投用后,与使用蒸汽比较,1号气体分馏装置丙烷塔运转基本无异常;热媒水入装置温度下降3℃,热油入装置温度为145℃,重沸器出口温度为103℃,热油出装置温度为129℃,热油三通阀开度在40%～50%之间,满足装置操作要求。模拟优化后,气分装置丙烷塔底重沸器1.0MPa蒸汽消耗下降4.5t/h,1号催化裂化装置原料从油浆取热增加,油浆减少发汽量1.1t/h;顶循-循环水冷却器上水关小后,循环水消耗降低80t/h,全年实现综合效益338万元。     

1.5Mt/a加氢裂化装置节能降耗措施与成效

金陵石化1.5Mt/a加氢裂化装置投用初期,能耗超过40kg标油/t原料,通过几次大的技术改造,能耗明显下降,2011年1～11月装置综合能耗为26.89kg标油/t原料.能耗划分显示,燃料气消耗占装置能耗的最大部分,所占比例达42.47％,其次为电能和蒸汽消耗,分别占总能耗的41.05％和12.76％.这3项能耗占到装置总能耗的96％以上.装置的节能降耗工作主要采取以下措施:优化换热网络,回收低温余热;新氢机增加无级气量调节系统,降低压缩机的无用功;脱硫溶剂采取溶剂在线清洗,提高溶剂质量,减少溶剂损耗,同时减缓溶剂系统腐蚀和塔盘结垢;分馏加热炉空气预热器改型以及火嘴改造;保证装置高负荷运行,提高循环氢压缩机、新氢压缩机、原料泵等设备的用能效率;利用变频技术,投用液力透平,实现节电目标;通过热料直供,减少作为溶剂再生塔底热源的1.0MPa蒸汽消耗.     

应用流程模拟技术控制延迟焦化装置干气质量

以青岛炼化公司2.5Mt/a延迟焦化装置吸收稳定部分为研究对象,运用Aspen流程模拟软件,以标定数据为基准,建立吸收稳定部分模型,对焦化干气质量控制进行模拟,并研究了改变补充吸收剂的流量、温度和性质后对干气质量的影响。以模拟结果为依据,对装置操作进行优化,补充吸收剂量控制在105t/h,脱吸塔、稳定塔塔底温度控制在145℃和198℃时,干气中C3以上含量可以控制在1.8%～2.0%,日增液化气6.8t,年增收益600万元以上,同时,装置能耗降低1.02kgEo/t;通过进一步研究表明,降低补充吸收剂温度,能够有效提高干气质量,但是由于受到循环水温度的局限,补充吸收剂温度无法进一步降低。为此,研究了模拟使用深冷技术,将补充吸收剂、吸收塔一中二中回流深冷至20℃后,干气中C3以上含量可以降至1%以内,并可使装置能耗进一步降低,为装置进一步优化指明了方向。     

湛江东兴气体分馏装置流程模拟应用

以湛江东兴石化公司10×104t/a气体分馏装置为实施对象,运用Aspen Plus软件,以装置实际操作数据作为基础数据,建立气分装置流程模拟模型。利用模型和软件的灵敏度分析等功能,对脱丙烷塔、脱乙烷塔、精丙烯塔进行模拟分析,指导装置生产,实现装置优化、增效。2009年,根据模拟结果,对脱丙烷塔进行降温降压调整,结果显示:调整后脱丙烷塔顶压力从1.81MPa降至1.50MPa,塔底温度由104℃降至95℃,节约蒸汽0.6t/h,气分装置能耗下降3.8kg标油/t,测算可产生经济效益103.68万元。根据模拟结果,同时对脱丙烷塔、脱乙烷塔、精丙烯塔的回流量进行调整(降低),其中脱丙烷塔顶回流量由13.3t/h降至8.8t/h。另外,通过对脱丙烷塔降温降压操作的成功应用,可推及丙烯塔的操作中,如在催化裂化装置分馏塔低温热供给负荷较低时,可对丙烯塔进行降温降压操作,达到节能的效果。     

炼油厂溶剂再生装置及其主要控制方案

溶剂再生装置工艺过程可分为溶剂配制、溶剂换热、溶剂再生和退溶剂等4部分,目前国内溶剂换热部分以中温闪蒸为主。溶剂配制部分通过设置水封罐和分程控制两种控制方案,防止溶剂氧化变质生成有机酸及稳定性盐。溶剂换热部分控制方案包括闪蒸罐压力的单回路定值控制和闪蒸罐液位的单回路定值控制。溶剂再生部分控制方案包括塔顶回流罐的压力和液位控制、塔底重沸器蒸汽流量控制以及塔底液位控制。其中,塔顶回流罐的液位控制包括回流罐液位的单回路定值控制、回流罐液位和回流酸性水流量的串级控制;塔顶回流罐的压力控制包括塔顶温度的单回路定值控制和塔顶酸性气压力的单回路定值控制;塔底重沸器蒸汽流量控制包括流量单回路定值控制、压力和流量的串级控制、流量和流量的串级控制、选择＋串级控制、比值＋选择＋串级控制等5种。退溶剂部分国内也已开始应用压力罐处理含硫气体。各炼厂应根据自身的具体情况因地制宜,合理选择溶剂再生装置控制方案。     

洛阳石化炼油装置节能潜力分析及优化措施

对洛阳石化炼油装置节能潜力进行了分析,并针对电、蒸汽和燃料气三项节能重点制定了优化措施。节约燃料气的措施为:优化常减压换热网络;连续重整扩能消缺改造,停运制氢装置;降低加热炉排烟温度,提高加热炉整体效率;更换高活性催化剂,降低加氢反应温度。节约电的措施为:对催化裂化装置烟机及再生器旋分器进行检修改造,提高烟机效率;负荷富裕的往复式压缩机增设无级气量调节系统;更换高能耗变压器,降低无功损耗;对部分能力过剩的机泵进行节能改造。节约蒸汽的措施为:气分装置取消蒸汽;焦化装置大吹汽改用凝结水;关闭蜡油加氢装置循环氢压缩机反飞动阀;整合乙醇胺溶剂系统;优化蒸汽管网运行,停用部分蒸汽线。措施实施后,洛阳石化每年可节约燃料13705t,节约用电21786MW·h,节约蒸汽150800t,综合能耗实现57.87kg标油/t原油的目标。