常减压蒸馏拔出率影响因素与优化

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常减压蒸馏装置拔出率的影响因素和优化

【摘要】常压蒸馏是石油加工的“龙头装置”，是炼油工业的第一道工序，后续二次加工装置的原料，及产品都是由常减压蒸馏装置提供。常减压蒸馏主要是通过精馏过程，在常压和减压的条件下，根据各组分相对挥发度的不同，在塔盘上汽液两相进行逆向接触、传质传热，经过多次汽化和多次冷凝，将原油中的汽、煤、柴馏分切割出来，生产合格的汽油、煤油、柴油及蜡油及渣油等。原油常减压蒸馏作为原油的一次加工工艺，在原油加工总流程中占有重要作用在炼油厂具有举足轻重的地位，其运行的好坏直接影响到后续的加工过程。今年来常减压蒸馏技术个管理经验不断创新，装置节能小号显著，产品质量提高。但与国外相比，仍存在较大的差距，装置能耗仍然偏高。本文根据国内炼油厂蒸馏装置常减压系统的拔出现状通过装置的改造，最终达到拔出率的提高。主要考察影响常减压装置拔出率的工艺参数，探寻一些有效的办法对常减压装置进行改造，从而使其轻重油的拔出率得到提高。论文通过对常压装置常底油 350 ℃前馏分含量、压塔底汽提蒸汽量、常压炉出口温度、减压装置减压炉出口温度、减压炉管注汽、急冷油系统等工艺参数影响趋势进行研究和讨论，从而提出改进措施，达到收率的提高。

【关键词】常减压蒸馏，拔出率，影响因素，优化

[ Abstract ] atmospheric distillation oil processing "bibcock device", is the first process in oil refining industry, follow up to the two processing unit in raw materials, and products are provided by atmospheric and vacuum distillation unit. Atmospheric and vacuum distillation is mainly through the distillation process, the atmospheric pressure and decompression conditions, according to the relative volatility of different components in the tray, steam liquid two phase reverse contact, heat and mass transfer, after repeated vaporization and condensation of the times, in crude oil, coal, diesel distillate vapor cutting out, pass the production of gasoline, kerosene, diesel oil and wax oil and residue. Crude oil distillation as a crude oil processing technology, in the crude oil processing process plays an important role in oil refinery has play a decisive role position, its operation has a direct influence on the subsequent processing process. This year the atmospheric-vacuum distillation technology management experience in innovation, energy-saving device trumpet significantly, improve the quality of products. But compared with foreign countries, there are still large gap, the energy consumption is still on the high side. On the basis of domestic refinery distillation unit vacuum system of pull out current situation through device rebuilding, eventually reaching out to raise the rate of. Mainly on the effect of atmospheric and vacuum distillation unit pull-out rate parameters, to explore some effective measures for atmospheric and vacuum distillation unit for transformation, so that its weight oil extraction rate is improved. Based on the atmospheric pressure device often bottom oil before 350 DEG fraction content, pressure tower bottom stripping steam amount, atmospheric furnace outlet temperature, vacuum distillation furnace outlet temperature, vacuum furnace pipe of quench oil system of steam injection, and other processing parameters influencing the trend of research and discussion, and puts forward the improvement measures, to improve the yield of.

[ Key words ] atmospheric-vacuum distillation, extraction rate, influencing factors, optimization

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目录

1 引言 ................................................................................... 3 1．1背景 ................................................................................ 3 1．2常减压蒸馏的概述 .................................................................... 3 1．3装置设备的概述 ...................................................................... 4 1．4石油的用途 .......................................................................... 4 2 国内现状及其影响因素 ................................................................... 6 2．1国内蒸馏装置减压系统的现状 .......................................................... 6 2．2影响减压系统拔出率的因素 ............................................................ 6 2．3存在的主要问题 ...................................................................... 6 2.3.1.1常压系统拔出率不足造成减压系统超负荷 ...................................... 7 2.3.1.2减压炉出口温度较低造成油品汽化率较低 ...................................... 7 2.3.1.3汽化段的真空度较低造成油品汽化率不足 ...................................... 7 2.3.1.4无急冷油流程而无法控制提温后塔底的结焦风险 ................................ 8 2.3.1.5机泵封油的性质和流量对减压渣油500℃馏出有影响 . ............................ 8 2.3.1.6减压塔底汽提蒸汽过小或未投影响了塔底的提馏效果 ............................ 8 2.3.1.7雾沫夹带量对减压深拔的影响 ................................................ 8 3 改进措施 ................................................................................ 9 3．1提高减压系统拔出率的措施 ............................................................ 9 3.2提高蒸馏装置减压系统的设计水平 ....................................................... 9 3.3提高常压系统的拔出率 ................................................................ 10 3.4提高减压炉出口温度和减压塔进料温度 .................................................. 10 3.5提高减压塔顶真空度 .................................................................. 10 3.6减底液面 ............................................................................ 11 3.7合理分配炉管注汽和塔底吹汽 .......................................................... 11 3.8优化洗涤段的操作 .................................................................... 12 3.9优化减压塔取热分配 .................................................................. 12 3.10减压塔塔底泵封油的更改 ............................................................. 12 3.11提高减压系统拔出率应注意的事项 ..................................................... 12 3.12减压深拔发展前景 ................................................................... 13 4改造 ................................................................................... 14 4.1技术改造举例 ....................................................................... 14 4.2工艺流程 ........................................................................... 14 4.3改造措施 ............................................................................ 14 4.3.1常压系统 ................................................................... 1 4.3.2减压系统 ................................................................... 2 4.3.3其他系统 ................................................................... 5 4.4改造效果 ............................................................................ 1 4.4.1产品分布 ................................................................... 1 4.4.2装置收率 ................................................................... 2 4.4.3装置能耗 ................................................................... 3 参考文献 ................................................................................. 5 致谢 ..................................................................................... 6

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1 引言

1.1背景

我国炼油工业经过50多年的发展，到21世纪初期，已形成281Mt/a的原油佳能能力，生产的汽油、煤油、柴油、润滑油等石油产品基本满足了国民经济的发展和人民生活的需要。但是，进入21世纪，特别是我国成为世界贸易组织的证实成员后，按照市场准入。关税减让的相关壁垒协议，国内成品油市场将逐渐融入国际市场，不可避免的药参与世界贸易大环境下的竞争，基本依靠自有技术发展起来的我国炼油工业面临着严峻挑战。

石油是重要的能源之一，我国工业生产和经济运行都离不开石油，但是又不能直接作为产品使用，必须经过加工炼制过程，炼制成多种在质量上符合使用要求的石油产品，才能投入使用。

国民经济和国外部门众多的各种应用场合对石油产品提出了许多不同的使用要求。随着我国社会经济情况的变化，科学技术水平以及工业生产水平的大幅度提高，对石油产品质量指标的要求不断严格，所要求的石油产品的品种和数量也不断增加。目前，我国原油的年加工量约为2亿吨。而国内所能提供原油量仅为1.3亿吨，为了满足原油的需求量，则需要每年从国外二十多个国家和地区进口约6940万吨原油。为了更好悳提高石油资源的利用率，增加企业的经济效益，对国外进口的原油炼制构成进行开发研究也是十分必要的。

目前，我国将石油产品分为染料、润滑剂、石油沥青、石油蜡、石油焦、溶剂和六大化工原料。

1.2常减压蒸馏的概述

原油精馏装置是炼油企业的“龙头 ”，是炼油工业的第一道工序，为二次加工装置提供原料，是原油加工的基础，其能量的综合利用程度和拔出率高低体现在石化企业的效益上，因此，开展常压精馏装置的研究很有意义。 原油常减压蒸馏作为原油的一次加工工艺，在原油加工总流程中占有重要作用在炼厂具有举足轻重的地位，其运行的好坏直接影响到后续的加工过程。其中重要的分离设备—常压塔的设计，是能否获得高收率、高质量油的关键。近年来常减压蒸馏技 术和管理经验不断创新，装置节能消耗显著，产品质量提高。但与国外先进水平相比，仍存在较大的差距，装置能耗仍然偏高，分馏精度和减压拔出深度偏低，对含硫原油的适应性差等。进一步提高常减压装置的操作水平和运行水平，显著日益重要，对提 高炼油企业的经济效益也具有重要意义。

常减压蒸馏过程经过一百多年的发展，已成为一个比较完整成熟的工艺目前，国内外大致都是采用由初馏塔、常压塔、压塔，常压炉、减刃压炉组成的三塔两炉工艺流程，但是仍存在一些问题。

近年来，我国常减压蒸馏装置，呈现了规模大型化，原油加工品种多样化生产操作智能化等趋势，技术水平有了较大的提高。作为炼油企业的“龙头”，常减压蒸馏装置技术水平高低，不但关系到原油的有效利用，而且对全厂的质量，产品收率，经济效益都有很大影响，这就要求我们积极应用先进适用技术，继续推动常减压蒸馏技术进步，促进整体炼油水平的不断提高。

与国际先进水平相比，我国常减压蒸馏装置仍然存在较大的差距，主要是装置规模小，运行负荷低，运行周期短，关键工艺技术落后，能耗依然偏高等。 1.3装置设备的考虑因素

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塔设备是化工，石油化工、炼油厂等厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废 处理和环境保护等各个方面，都有重大的影响。据有关材料报道，塔设备的投资费占整个工艺设备投资费的较大比例，它所耗用的钢材重量在各类工艺设备中也属较多。因此，塔设备的设计和研究，受到化工、炼油等行业的极大重视。 作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液；两相能充分接触，获得较高的传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列的各项要求 1. 生产能力大。在较大的气（汽）夜流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或者液泛等破坏正常操作的现象。2. 操作稳定、弹性大。塔设备的气（汽）夜负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作。并且塔设备应保证能长期连续操作。3. 流体流动的阻力小，即流体通过塔设备的压力降小。这将有助于节省生产中的动力消耗，用来降低经常操作费用。对于减压蒸馏操作，较大的压力降还可以使系统无法维持必要的真空度。4. 结构简单、材料用量小 、制造和安装容易，这可以减少基建过程中的投资费用。5. 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 1.4石油的用途

石油作为一种能流密度高，便于存储、运输、使用的清洁能源已广泛应用于国民经济的方方面面。石油炼制工业是国民经济最重要的支柱产业之一，是提供能源，尤其是交通运输燃料 和有机化 工原料的最重要 的工业 。据统计 ，全世界总能 源需求的。 40％依赖于石油产品，汽车，飞机，轮船等交通运输器械使用的燃料几乎全部是石油产品，有机化工原料主要也是来源于石油炼制工业，世界石油总产量的 10%用于生产有机化工原料。

石油是十分复杂的烃类非烃类化合物的混合物。石油产品种类繁多，市场上各种牌号的石油产品达 1000 种以上，大体上可分为以下几类：

⑴ 燃料：如各种牌号的汽油、航空煤油、柴油、重质燃料油等； ⑵ 润滑油：如各种牌号的内燃机油、机械油等；

⑶ 有机化工原料：如生产乙烯的裂解原料、各种芳烃和烯烃等； ⑷ 工艺用油：如变压器油、电缆油、液压油等；

⑸ 沥青：如各种牌号的铺路沥青、建筑沥青、防腐沥青、特殊用途沥青等； ⑹ 蜡：如各种食用、药用化妆品用，包装用的石蜡和地蜡； ⑺ 石油焦炭：如电极用焦、冶炼用焦、燃料焦等。

从上述石油产品品 种之多 和用途之广也可 以看到 石油炼 制工业在国民经 济和国 防中的重要地位。

石油作为一种能流密度高，便于储存、运输、使用的清洁能源已广泛应用于国民经济的方方面面。按 2001 年中国各行业石油消费构成看，交通运输业占 30%以上，是消费石油最多的行业。

在交通运输业中，汽车是最大的石油消费用户。在石油产品中，汽油的 85%～90%和柴油的 30%被汽车所消耗。面对中国目前汽车的飞速发展 ，保有量的迅猛增长，不能不未雨绸缪，以防石油短缺制约汽车工业的正常发展。从世界范围看，汽车的出现把石油工业推向了快速发展的轨道，加快了石油产品的消费和需求。 燃料包括汽油、柴油及喷气燃料（航空煤油）等发动机燃料以及灯用煤油、燃料油等。我国的石油产品中燃料约占 80%，而其中约 60%为各种发动机燃料，所产柴油和汽油的比例约为 1.3:1；润滑剂包括润滑油和润滑脂，主要用于降底机件之间的磨擦和防止磨损， 以减少能 耗和延 长机械寿命。其 产量不多 ，仅占石油产 品总量的

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2%左右，但品种达 数百种之多；石 油沥青用于道路、 建筑及防水等方面；其产量约占石油产品总量 3%；石油蜡属于石油中固态烃类，是轻工、化工和食品等工业部门的原料，其产量约占石油产品总量的 1%；石油焦可用以制作炼铝及炼钢用电极等，其产量约为石油产品总量的 2%；约有 10%的石油产品，是用作石油化工原料和溶剂，其中包括制取乙烯的原料（轻油），以及石油芳烃和各种溶剂油。 2002 年，中国原油生产量位居世界第 5 位，由 2001 年的 1.649×10 t ，增加到 2002年的 1.689×10 t ，进口石油 1.004×10 t （原油 6.94×10 t，石油产品 3.1×10 t ），其中东进口 3.89×10 t ，比 2001 年增加 4.7×10 t ，进口国家和地区接近 20 个

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2 国内现状及其影响因素

2.1国内蒸馏装置减压系统的拔出现状

1.4 近年来，国内对于常减压蒸馏深拔技术积极探索，并取得一些成效，如：常压切割较深，一般达 360℃，较少的常压渣油降低了减压蒸馏强度，降低了减压塔压降；将导致油品大量裂解的温度设定为加热炉出口温度的上限；减压塔汽化率较低，最低在 1.5%左右；低压降和低温降的转油线；湿式或微湿式的操作；高真空的真空产生系统；低压降的填内构件(填料) ；强化了分馏要领的洗涤段设计和操作；新型、高效的进料气液分布器；提高汽提效果，降低渣油裂解的高效渣油汽提段；开发减压深拔的过程模拟工具目前，国内还未真正掌握减压深拔成套技术，少数几套装置虽然从国外SHELL 和KBC 公司引进了减压深拔工艺包，如荷兰 SHELL 公司采用深度闪蒸高真空装置技术，使全塔压降只有 0.4 kPa，实沸点切割温度达到 585℃。英国 KBC 公司的原油深度切割技术使减压蒸馏切割点达到607～621℃，但国内对该项技术的吸收和掌握需要一定的时间。大庆石化应用 KBC 技术，一套常减压渣油收率由 38.5% 降到 36.5% 以下，相应的切割点为 535℃。二套常减压渣油收率由 34.3%降到33.8%，减一线至减四线收率与深拔前比较提高了3.7 wt%。通常来讲，国外的减压深拔技术是指减压炉分支温度达到420℃以上，原油的实沸点切割点达到565~620℃。中国石油化工股份有限公司近几年新引进的减压深拔技术是按原油的实沸点切割点达到565℃设计，也即是国外减压深拔技术的起点，其余减压装置未实现深度拔出的主要原因是装置建成时问较早，当时多按原油实沸点切割点为520~540℃设计，无法实现减压深拔。

2.2影响减压系统拔出率的因素

减压塔汽化段的压力和温度是影响减压拔出深度的两个关键因素。炉管注汽量、塔底吹汽量、进料量、洗涤段雾沫夹带量，减压深拔工艺流程不完善的效果等对总拔出率也有影响。 汽化段压力由汽化段到塔顶总压降和塔顶抽真空系统操作决定，汽化段真空度越高，油品汽化越容易，减压拔出深度越高(国外的先进设计，汽化段残压可以达到1．33~2．00kPa) 。汽化段温度的提高受限于炉管的结焦和高温进料的过热裂化倾向，在汽化段压力不变的情况下，以不形成结焦和过热裂化为前提，应尽量提高汽化段温度。汽化段温度升高，油品汽化程度也会增加，减压拔出深度提高。 2.3存在的主要问题

通过分析系统内有必要实施减压深拔操作的20余套减压装置的函调数据，未达到深度拔出的装置主要表现出以下几个问题。

2.3.1.1常压系统拔出率不足造成减压系统超负荷

多数装置的常压渣油350℃馏出为5％以上，最高达到15％。常压渣油中的柴油组分过多会增加减压炉的负荷，增大减压塔的汽相负荷，并加大减压塔填料层(或塔盘) 的压降，直接影响到减压塔汽化段的真空度。常压拔出率不仅是多产柴油和节约能耗的需要，同时对提高减压塔真空度和减压拔出深度有很大的影响。常压拔出率不足，必然造成减压系统气相负荷增加，不但增加了减压炉的能耗，而且使塔顶真空度下降，影响了减压拔出率的提高。但也不是说常压拔出率越高越好，常压拔出率过高时，后部重油换热温度下降，反而使能耗提高，总拔下降。 2. 3.1.2减压炉出口温度较低造成油品汽化率较低

多数减压装置为了减少炉管结焦的风险，减少渣油发生热裂化反应，减压炉分支温度多在

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400℃以下，减压塔汽化段温度多在385℃以下，常压渣油在此温度下的汽化程度不足。提高减压炉出口的温度主要受以下几个因素制约。

(1)炉管的材质。多数装置的减压炉辐射管采用Cr5Mo ，已经不能适应提温后的炉管热强度，也不能抵抗高温下的环烷酸腐蚀，应进行材质升级，尤其是扩径后的几根炉管。

(2)炉管吊架材质。通常，设计时减压炉的炉管吊架材质选择一般比炉管材质要低，需要升级以适应提高炉温后的炉膛辐射温度。

(3)注汽流程。多数装置都有注汽流程，但部分装置在日常操作中没有投用，注汽操作在日常生产中仅作为低炼量或事故状态下防止炉管结焦的手段，而不是为了防止大炼量高炉温下的油品结焦。此外，部分炉管注汽点设在减压炉的进料线上，蒸汽在炉管内的气化加大了油品的总压降，进而影响到减压汽化段的真空度。合理的注汽位置应设在对流转辐射的炉管内，此点注汽能很好的起到降低炉管内的油膜温度和缩短油品停留时间的作用，降低油品在炉管内的结焦风险。

(4)减压炉负荷。部分老装置的减压炉炉管表面热强度已超过设计值，无法进一步提温深拔， 若要大幅提高减压炉出口温度，需对减压炉进行扩能改造。 2.3.1.3汽化段的真空度较低造成油品汽化率不足

真空度-减压塔的平稳操作，必须要在稳定的真空条件下进行，真空度的高低对全塔气液相的符合大小，平稳操作影响很大。在其他条件不变的情况下，如果真空度低，就改变了塔内油品压力和温度的平衡关系，提高了油品的饱和蒸汽压，相应油品分压增高，使油品沸点升高从而降低了进料的气化率，收率很低，渣油500度钱分馏增加，不利深拔。但过高的真空度也没有必要，真空度用过高势必消耗蒸汽量大，能耗高，真空度过噶气化率搞，减三线残炭就会增加。不利催化生产，同时过高的真空度也会使调料容易结焦，对长周期生产不利。

部分装置减压进料段的真空度较低，直接影响了常压渣油的汽化率和减压系统的拔出深度。汽化段的真空度主要受以下两方面的限制。

(1)塔顶真空度。塔顶真空度越高，在一定的填料(或塔盘) 压降下，进料段真空度越高。 (2)塔内件压降。提高进料段真空度的关键是减少塔顶至进料段之间的压降。塔内件压降大的原因主要为塔板与填料混用、填料段数多、填料高度大及减压塔塔径小、汽相负荷大等。 2.3.1.4无急冷油流程而无法控制提温后塔底的结焦风险

老装置由于设计时未考虑减压深拔操作，一般没有顾及提高进料段温度后会造成塔底温度升高，易造成管线、换热器、控制阀、塔底结焦、减压塔塔底泵抽空等影响，很多减压装置未设置急冷油流程，无法控制提温后塔底的结焦风险和塔底裂解气的产生，对装置的长周期运行和塔顶真空度的控制有着不利影响；部分装置虽没有设置专门的急冷油流程，但设有经过一次换热后的减压渣油作为燃料油再返回减压塔底的流程，同样可以起到降低塔底温度的作用。 2.3.1.5机泵封油的性质和流量对减压渣油500℃馏出有影响

通常，减压塔塔底泵采用减压侧线油作为封油，但仍有部分装置使用直馏柴油作封油。直馏柴油或封油(蜡油) 量较大会提高减压渣油中500℃馏出量，还可能造成减压塔塔底泵抽空。 2.3.1.6减压塔底汽提蒸汽过小或未投影响了塔底的提馏效果

部分装置减压塔的负荷已经较大，为避免降低塔顶真空度而未投减压塔底吹汽或吹汽量较小。另外，少量装置本来按湿式操作设计，在生产中为了降低装置能耗而停止吹汽。合理的调控蒸汽压力与耗量，采用与实际需耗量略大的蒸汽用量，既可以保持较高的真空度，又使生产略有

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弹性裕度，过高的压力也没有必要，因为过高的压力势必会增加蒸汽的耗量，蒸汽量的增加也同时臧家了冷却器的冷却负荷，增加了装置能耗，而且当真空度在一定的范围内，在提高蒸汽的压力，对真空度提高没有帮助，还增加了污水量，从而成本上也不合算。

2.3.1.7雾沫夹带量对减压深拔的影响

进料段的雾沫夹带量会影响减压塔蜡油的产品质量。另外, 被夹带上去的油滴还会使闪蒸段以上部分的塔内件严重结焦 。工艺流程不完善对减压深拔的影响较早的蒸馏装置设计拔出温度按照530℃以下考虑，设计时没有考虑减压深拔的操作方案，减压塔没有减底急冷油流程，减底温度没有很好的控制手段，塔底温度上升后，容易造成减压塔底结焦，塔底泵抽空等现象，对塔顶真空度的控制和装置的长周期运行有着不利影响

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3 改进措施

3.1提高减压系统拔出率的措施

提高常减压蒸馏装置减压系统的拔出深度是一项综合工程，首先要从完善减压塔的设计及塔内件的选择人手，其次要根据原油性质变化及时调整操作参数，在确保安全和不影响装置运行周期的情况下，提高减压系统的操作苛刻度。

3.2提高蒸馏装置减压系统的设计水平

(1)减压炉和转油线的设计对汽化段的压力有较大影响。采用炉管扩径，注汽等可提高汽化段温度，提高炉出口汽化率；转油线温降小可有效降低炉温，从而较少裂解和保证高拔出率所需温度。

(2)采用低压降、高分馏效率、大通量的塔盘和填料，不但可以提高馏分油的收率和切割精度，还可以大幅提高分馏塔的处理能力。采用填料的减压塔一般全塔压降小于20rnrnHg ，而板式减压塔压降明显大，是填料塔的一倍以上。

(3)改进抽真空系统的设备水平，提高塔顶真空度。目前蒸汽+机械抽真空和液力抽真空的应用效果都较好。

(4)改进减压进料分布器的结构，适当增加进料口上方的自由空间高度，可减少雾沫夹带量。 (5)为避免减压塔底结焦和减少裂解气体生成，减压塔底部应设置急冷油流程，控制塔底温度不超过370℃。

(6)常压塔的设计要着力考虑降低塔底重油中350℃以前馏分的含量，防止过量的应在常压塔拔出的柴油组分进入减压塔，致使减压塔顶部负荷偏大，顶温高，真空度低，影响总拔出率。

3.3提高常压系统的拔出率

常压系统的拔出率对减压深拔的影响很大，应根据加工原油性质的变化尽可能地提高常压塔的拔出率，降低常压渣油中350度含量到4％以下。主要措施有控制合理的过汽化率，提高常压炉出口温度、降低常压塔顶压力、调整常压塔底吹汽量和侧线汽提蒸汽量、提高常压侧线的拔出量(尤其是常压最下侧线) 。

在日常的生产中当减压操作条件没有发生太大变化时，如果化验分析减一线油350℃馏出小于60%，则说明常压塔最后一侧线拔重了，应适当降低常压拔出率，在调节过程中，可以参考常压塔的过汽化量，一般控制过汽化量占塔进料量的2～5%比较合适。如果生产上对常压侧线产品质量没有特别要求，可以少出常二线，尽量多出常三线，往二、三线凝固指标上限控制，确保常三线油360℃馏出在85～90%左右，对适当提高减压塔真空度和减压拔出深度很有利。 3.4提高减压炉出口温度和减压塔进料温度

在拥有相关工具软件的情况下，应根据加热炉的设计参数和进料性质进行模拟计算，绘制加热炉的结焦曲线，以模拟结果为指导逐步提高炉温；即使没有炉管结焦曲线的模拟软件，也可小幅提高炉温并增大炉管注汽，观察减压塔操作工况确定合适的炉温并维持操作，首先要达到设计温度，在此基础上再增加炉管注汽，继续提温。

改变减压炉出口温度即改变了减压塔进料温度。一般情况下，减压炉出口温度提高，可提高拔出率。但是，温度过高，常渣在炉内裂解加剧，产生大量不凝气，使减顶真空度下降，反而影响减压塔的气化率，降低了总拔。对每一特定的油料都存在一个最佳减压炉出口温度的优化问题，由于我厂炼制的油种太多，往往是各种掺炼的而且掺炼变化很大，因此，我们在日常工作中要及

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时掌握油种、掺炼比的变化情况，注意炉子各点温度的变化，其中以辐射管入口温度和炉膛温度尤为重要，这两个温度的波动预示着炉出口温度的变化，根据这两个温度的变化及时进行调节。油品偏重时，可在原温度基础上适当提高炉子出口温度2~5度，油品偏轻时降低炉子出口温度2~5度。

根据不同的原油及掺炼比，及时调节减压塔进料温度，依据自已多年的操作经验，在调节时要根据塔顶真空度的变化来调节，调节以不影响塔顶真空度为准，同时在调节过程中以2~3度为基数，调节一次，稳定一段时间观察塔顶真空度是否有变化，一直调节至真空度略有变化。然后回调1~2度，此时进料温度为最佳（要在工艺卡片范围内调节）。根据多年来的操作经验，我认为加工不同的原油和掺炼比，最佳的进料温度各有不同 3.5提高减压塔顶真空度

提高塔顶真空度可降低进料段压力，而常压拔出率，不凝汽及空气量，塔顶温度，冷却水温度，蒸汽压力，抽真空及其构造等因素均会影响塔顶真空度。为提高压力真空度，采取以下优化措施；（1）降低循环水温度；（2）降低一级冷凝冷却器油出口温度；（3）降低减压塔顶温度，减少塔顶不凝气量；（4）稳定减压抽空器蒸汽压力；（5）使用专业厂家生产的单喷嘴搞笑抽空器。 塔顶压力升高，油品气化量降低，塔顶及其各侧线产品变轻，塔顶压力降低时，油品气化量增大，塔顶及其各侧线产品变重。塔顶压力变化调节手段不多，可以用塔顶温度来调节，例如，塔顶压力升高，可适当减少塔顶回流，提高塔顶温度及其各侧线的馏出温度，改善塔顶冷却调节可使塔顶压力下降。在塔顶温度不变条件下，压力身高各侧线收率将有所下降。

3.6减底液面

控制减压塔底液面，实质上是控制热渣在塔内的停留时间。停留时间短，液面过低，一方面不利于渣油中较轻组分的充分汽化，另一方面会造成塔底泵上量不稳，影响整个装置的平稳运行，停留时间过长，液面过高，会使渣油的热裂解增多，裂解产生大量低分子烃，增加了塔顶抽空器的负荷，增加塔内的压降，进而使汽化段的残压增高，对提高拔出率不利。同时裂解过程往往伴随着结焦的产生，直接威胁减压系统的长周期安全平稳运行。因此在日常生产中，我们不应使减底液面长期低于或高于仪表液面指示量程运行，发现问题及时处理，如因外部原因导致渣油后路不畅或机泵上量不佳，应迅速与有关部门联系，确保平稳操作，使减压液面控制在仪表液面指示的40%左右。

3.7合理分配炉管注汽和塔底吹汽

为了提高炉管内油品的流速，在深减炉炉进料处注入一定量的蒸汽，降低了炉管内到出口的压降和温降，提高了汽化段的温度，并且减少油品在炉管内能量损失。随着流速的增加，避免了局部过热现象和炉管内结焦，使汽化段温度有了上调空间，从而达到提高减压拔出率的目的。合理的注汽位置应设在对流转辐射的炉管内，此点注汽能很好的起到降低炉管内的油膜温度和缩短油品停留时间的作用，降低油品在炉管内的结焦风险。但过大的注汽量会造成高能耗和酸性水量。正常进料量的 0.5～1% 的注汽量是最有利的。三套常减压在深拔过程中，当炉出口温度提高至 390℃时，F-102 炉管注汽值为 1.0t/h r 左右。合理分配炉管注汽和塔底吹汽的流量，在减压塔底适当吹入蒸汽，采用干湿结合方式，降低汽化段轻组分的油品分压；根据道尔顿定律，在保证减顶真空度的前提下，采用减压塔塔底少量吹入过热蒸汽的方法，为塔底提供气相回流，使进入渣油中的轻组分蜡油汽化挥发，提高上升油气速度，降低汽化段油品的油气分压，使蜡油蒸发

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汽化提高收率。但吹入蒸汽量过大会造成负荷增加，使真空度下降，装置能耗上升，在操作中应根据情况及时进调试，合理的分配炉管注汽和塔底吹汽 。控制减压系统总注汽量，减少对真空度的影响。

3.8优化洗涤段的操作

要确保洗涤段底部填料保持润湿，即合理的喷淋密度能够保证总拔出率和减压馏分油的质量，洗涤段操作效果好，可以降低过汽化率，三套常减压将洗涤油控制在 20t/h，过大的洗涤油会导致渣油 500℃馏出量偏高。采用升高减压炉出口温度，向减压炉管注汽，减压塔塔底适当吹入蒸汽，更改减压塔塔底泵封油，增加急冷油系统，提高浅减压拔出率等措施进行减压深拔。经过减压深拔后，减压渣油收率由 32.4% 降至 31.7%，提高了 0.7%。

3.9优化减压塔取热分配

为提高装置总拔出率，减压塔的取热可作适当调整，降低减压塔下部中段回流取热量，以增加减压塔上部气相负荷。

合理分配中段回流取热比例是热量回收的重要手段。中段回流尽量抽出高温位热源并使其以最小的温差返塔，热量才能够更好地利用。

2）提高拔头油换热终温，是节省燃料的主攻方向, 它决定了装置的能耗水平。如果拔头油换热终温提高1℃，加工每吨原油可节省0.11kg 燃料（加热炉效率按 90%计）。装置设计采用HENMFD 窄点技术换热网络软件，模拟优化设计过程，使原油一次换热温度达到220°C ，换热终温达到300℃，可有效降低装置能耗。

3）在优化换热流程的同时，尽量采用近年来国内已开发并工业化的传质传热高效设备，如螺纹管、折流杆换热器，提高传热速率，解决低温传热带来的换热面积庞大问题。 4）为进一步降低装置的总能耗，机泵部分低压电机配备变频器。

5）常减压装置能耗中加热炉的燃料油能耗占整个能耗的80%左右, 加热炉的热效率对节能起着举足轻重的作用装置常压炉、减压炉均为辐射圆筒型立管立式炉，采用两炉共用一台空气预热器回收烟气余热，热效率达91%以上。 3.10减压塔塔底泵封油的更改

减压塔塔底泵采用的蜡油作为封油，当量较大时会提高减压渣油中 500℃馏出量，一旦封油性质较轻时，还容易造成减压塔塔底泵抽空，但如果减少封油的注入量，会影响到机泵的正常运行，造成密封泄露，甚至会发生火灾事故。因此在改造时，增加了渣油回注系统，利用冷后渣油作为渣油泵的封油，以此来减少封油系统对渣油在 500℃时馏出量的影响。 3.11提高减压系统拔出率应注意的事项

(1)应根据减压渣油的加工流向确定是否适合深拔操作，减压渣油作延迟焦化原料和减压渣油虽作催化裂化原料，但由于催化消化不完还有减压渣油作燃料油或外售的蒸馏装置。 (2)原油实沸点切割达到565oC 时，减压塔最下侧线的干点必然在580℃以上，若有携带现象还将导致蜡油中的沥青质和重金属含量上升，可能会给加氢裂化装置带来操作问题，建议实施深拔后重新考虑重蜡油的流程走向，由现在的进加氢裂化改进蜡油加氢处理或催化裂化装置等。 (3)减压拔出深度的提高需要高的炉出口温度、高的进料段真空度，还需要增加注汽量和增设急冷油流程等，蒸馏装置的能耗相应会有所上升，但从全炼厂角度，减压深拔操作能实现节能

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和增效的双重收益。 3.12减压深拔发展前景

减压蒸馏装置虽然工艺较为成熟, 但作为炼油行业的关键工序, 其重要性不言而喻。目前在工艺加工流程、设备结构及优化操作等方面有了较大的技术进步。 对目前减压深拔, 以下几个方法有待进一步深入研 究 。

1. 强化原油蒸馏法

此方法是通过往原油或常压重油中加活性添加剂, 改变系统状态, 调节石油分散体系中分子间的相互作用, 使馏分油的相对挥发度增加, 提高拔出率。国内一些科研单位也正在对这项新技术进行研究开发, 如华东理工大学对添加剂强化蒸馏进行研究, 并将其应用于胜利油田的减压蒸馏。结果表明, 减压馏分油收率提高了 2.2 % , 具有技术经济可行性。

2. 采用蒸汽 + 机械抽真空系统

此方法不仅能节约蒸汽，降低加工成本，也能减少环保压力，避免含硫污水的产生，同时不受蒸汽压力的影响，而影响真 空 度 。

3. 采用先进的流程模拟软件

采用先进的流程模拟软件，如 P r o Ⅱ、Aspen Plus 等计算机模拟软件对生产进行优化，对出装置的不足，达到深拔的目的。

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4 举例

4.1技术改造举例

中国石化股份有限公司武汉分公司常减压蒸馏装置，原设计加工能力215Mt/a,装置历经多次改造，一直存在能耗高，产品分布不合理，轻质油收率低等问题。该公司对常减压蒸馏装置进行了全面的技术改造，并一次投产成功。 4.2工艺流程

在本次改造中原油换热流程由原来的“2-2-2” 形式改为“3- 3 - 2”形式, 并对部分换热设备进

行更换, 见图1。自罐区来的原油经泵升压后分为 3 路, 与常顶油气、各中段回流分别进行换热(脱

前原油换热) 。

1 —初馏塔 ;2 —常压塔 ;3 —常压汽提塔 ;4 —减压塔 ;5 —常压炉 ;6 —减压炉 ;7 —脱前原油换热器; 8 —脱后原油换热器 ;9 —初底油换热器

图 1 改造后的常减压蒸馏装置流程示意图

每路换热至 120～140 ℃, 混合后进入电脱盐系统进行一 、二级脱水脱盐 。电脱盐后的原油分 3 路与各中段 回流 进行换 热 (脱 后原油 换热) , 每路 换热 至200～220 ℃, 混合后进入初馏塔 进行一次分馏 。初馏塔顶馏出的初顶油 作为重整料 ,塔底出 初底油 。初底油经泵升压后 ,分 2 路与各中段回流换热 (初底油换热) ,每路换热至 300 ℃, 混合后 通过常压炉加热至 365 ℃, 然后进入常压塔 进行第二次 分馏 。常压塔除了顶部的冷回流外 ,还有 3 个中段回流与原油换热 ,取出多余的热量 。常压塔顶油气冷凝冷却后的常顶油作为重整料 ,常一线汽提后出 120 溶剂油 ,常二线汽提后出烷基苯料 ,常三线出轻柴油 ,常四线汽提后作为催化蜡油原料 ,塔底出常底油 。常后进入减压塔进行第 3 次分馏 ,塔顶油气经过三级抽真空系统后 ,冷 凝冷却下的 减顶油作为 回炼油 。减压塔采用 3 个中段回流取热 ,另有 1 个减三线抽出下返的回流作为洗涤油 。减一线 、减二# 线、减三线、减四线均为全抽出 ,混合或者调和后作为催化蜡油原料 ,减底油经泵升压后出装置 ,作为催化调和原料、焦化原料或冷却后去罐区 。 4.3改造措施

4.3.1常压系统

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(1) 为改善产品分布 ,提高高附加值产品 (200溶剂油和烷基苯料) 和轻质油 的收率 ,采 取以下措施 :增加塔顶和常一线之间的塔盘数 ,保证常顶油和常一线的恩氏蒸馏馏程重叠度不大于 10 ℃, 从而可以增加常一线 200 溶剂油的收率 ; 增加常二线和常三线之间的塔盘数 ,保证常二线和常三线的恩氏蒸馏馏程重叠度不大于 15 ℃, 在保证常一线 200 溶剂油产量的同时 ,增加常二线烷基苯料的产量 。常二线也可以直接作为成品柴油调和组分或柴油加氢原料 ;常四线设汽提塔 ,控制常四线中馏程小于 350 ℃的馏分的质量分数 ≤2 % , 减少常四线中 的柴油含量 ,增加柴油收率 ; 常压塔汽提段塔盘数从 4 层增加到 6 层 ,同时增加汽提蒸汽量 ,以减少常底油中馏程小于 350 ℃的馏分含量 ,提高轻质油收率 。(2) 原有常压塔各侧线分离效果较差 ,塔顶重整料和常一线重叠度大于 10 ℃, 通常在 15 ℃以上 。新设计的常压塔采用了北京设计院的 BJ 型条形浮阀塔盘 ,该塔盘比普通浮阀塔盘具有更高的效率 、更低的塔盘 压降 、更大 的操作 弹性 。进料 口上段 设 50层、下段设 6 层 BJ 条形浮阀塔盘 。常压塔和减压塔除了使用顶部冷回流外 ,一般还要使用 2～3 个侧线的中段回流取热 。由于越靠近塔下部的温位越高 ,所以越靠近塔下部的取热越多越合 理 。取 热比 例按 百分 比计 算 , 合计 为 100 。改造后 ,常压塔的轻质油收率提高了 3159 %。常压塔的取热比例更趋合理 ,改造前为塔顶回流∶塔顶循环回流∶常一中∶常二中 = 66156∶16114 ∶7175∶9155 , 改造后的取热比例为塔顶回流∶塔顶循环回流∶常一中∶常二中 = 43109 ∶11154 ∶20130∶25107 。改造前的常顶油气不参与原油换热或低温热回收 ,改造后的常顶油气首先与原油换热 ,然后再冷却 。(3 控制常压塔过气化油工艺 。常压塔过气化) 油通过集油箱随常四线全部抽出后 ,可以返回常压塔 ,也可以不返回常压塔 ,这样可以控制过气化率 。通过控制过气化油的流量可以控制常压炉的初底油出口温度 ,这对控制装置的能耗是很重要的。

4.3.2减压系统

(1) 减压塔 。原有减压塔腐蚀严重 ,塔体中间部分曾经更换过 ,有的部分还加了垫板 。新的减压塔采用了天大天久科技股份有限公司的高效 、高通量的规整填料及相应的塔内件技术 ,其突出的优点是压降小 全塔压降小于 1133 kPa , 处理能力大 ,操作弹性好。改造后 ,减压塔的拔出率提高了 2138 %。减压塔的取热比例更趋合理 ,改造前为塔顶循环回流∶减一中∶减二中 = 27184∶58111∶14105 ,改造后的取热比例为塔顶循环回流∶减一中∶减二中 = 18138∶33155 ∶48107 。由于压降的减小 ,减压塔进料温度从原来的390 ℃下降到 380～385 ℃, 节能效果显著 。

(2) 采用“微湿式”减压蒸馏技术 。原减压塔内件选用舌型塔盘 , 采用湿式减 压蒸馏技术 , 能耗较高。本次设计减压塔内件选用高效、高通量的填料 ,采用“微湿式”减压蒸馏技术 ,使减压塔顶压力从原来的 96 kPa 左右提高到 100 kPa 左右 ,满足了操作弹性 、拔出率、产品质量各项指标的要求 ,同时减压塔底吹气量从原来的 2～3 t/ h 减小到 100 ～500 kg/h ,或者不吹气而采用干式减压蒸馏技术 ,每吨原油的塔顶冷却水用量由原来的 2180 t 减少到 1199 t 。

(3) 减压塔顶抽真空系统 。为了提高减压塔顶的真空度 ,将原有两级抽真空系统改为三级抽真空系统 ,增加了增压器 ,每级设 置 2 组增压 器或抽空器 ,保证了“微湿式”减压蒸馏技术所需要的高真空度。 4.3.3其他系统

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(1) 电脱盐系统 。传统的电脱盐工艺设有过滤) 脱盐设备和电脱盐设备 ,电耗较高且脱盐后原油的

含盐量较高 ,对原油加工设备的腐蚀较严重 。本次设计中过滤脱盐设备不进行改造 ,装置现有 3 个电脱盐罐 ,仅对第 3 个电脱盐罐进行了改造 ,将第 3 个电脱盐罐的交流电脱盐 方式改为交直 流电脱盐方式。采用 2 路二级脱盐方式 ,即原油首先分成 2 路并联通过前 2 个一级电脱盐罐脱水 ,再经过 1 个二级电脱盐罐脱 盐。装置只给 1 个二级电 脱盐罐送电 , 即 可 满 足脱 盐 后 原 油 中 盐 的 质 量浓 度 小 于3 mg/ L 的工艺要求 ,并可降低电耗 50 %以上 。

(2) 电精制系统 。装置内设有 3 个电精制罐 ,采) 用鼠笼式电精制方式 ,由于电场分布不均匀 ,故精制效果较差 ,且存在较大的安全隐患 。本次设计采用垂直变极距电极板技术 ,不仅提高了精制效果 ,而且消除了安全隐患。

(3) 加热炉 。为了降低加热炉管内的压力降 ,并) 适应大处理量的要求 ,常压炉和减压炉的辐射室炉管直径由 Ф152 mm 更换为 Ф168 mm 。同时 ,常压炉和减压炉分别使用 8 台和 6 台新型燃烧器 ,改善了加热炉的燃烧状况 。改造后 ,常压炉和减压炉的效率从 86 %、87 %均提高到 90 %。

(4) 换热网络 。换热网络设计的好坏直接影响) 到装置的能耗水平和冷换设备的选用 。常减压装置原有热量没有得到有效利用 ,主要表现在换热终温只有 265～270 ℃。新流程中采用洛阳石油化工工程公司的热量传递系统最优综合与模拟软件 ( hens) 进行换热网络优化 ,该软件的核心技术是 :以换热网络的年总费用最小为设计目标 ,以窄点技术为基本出发点 ,以具有工程设计经验的专家诊断系统辅助 ,通过多方案经济技术分析 ,确定出最优的换热网络设计方案。在此基础上进行换热网络单元冷换设备的综合优化 ,初底油换热终温设计值为 300 ℃, 标定值为 303 ℃, 且每吨原油自产 016 MPa 的蒸汽 2119 kg. 4.4改造效果

对改造后的常减压蒸馏装置进行了标定 ,改造前的对比数据取装置标定值 ,加工原油均为管输油 。

4.4.1产品分布

改造前后产品分布均为 : 初常顶生产石脑油 ,常一线生产 200 溶剂油 ,常二线生产烷基苯料 ,常三线生产轻柴油 ,常四线和减压侧线抽出生产催化蜡油。标定时为了保证重整料的供应量 ,常顶干点控制在 170 ℃;2003 年烷基苯 料馏程的厂控质量要求为 172～248 ℃,2004 年为 185 ～248 ℃。生产质量见表 1和表 2。

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从表 1 和表 2 可以看出 : 改造前常顶油和常一线、常一线和常二线 、常二线和常三线的恩氏蒸馏馏程重叠分别为 10175 、10100 和 22100 ℃, 改造后重叠度分别为 3150 、- 1100 和 13125 ℃, 说明 BJ 条形浮阀具有较好的分离效果 ,常顶油和常一线 、常一线和常二线 、常二线和常三线间的分馏精度都得到了较大的提高 ,装置的操 作弹性增加 ,产品分 布更趋合理。改造前减压渣油中馏程

4.4.2装置收率

改造前后装置收率对比见表3

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此外 ,减压渣油中馏程

4.4.3装置能耗

改造前后装置能耗对比见表4。

从表 4 可以看出 ,改造后的装置能耗为 426141MJ / t ,比改造前的能耗降低了 150165 MJ / t , 装置能耗达到了国内先进水平 。改造后 , 常减压蒸馏装 置运行平 稳 ,操 作弹性好 ,产品质量符合国家标准或行业标准 ,提高了原油换热终温 ,并有效利用了低温热 ,改善了产品质量和产品分布 ,提高了油品轻收率。

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致谢

此次论文是我们的毕业论文，更是我们所学的知识的一次大总结。

本次设计得到老师在各方面的指导，在这里表示真诚的感谢！由于本人知识能力有限，水平还有待进一步的提高!

石油化工工业作为一个传统工业，它的工业工艺技术水平的提高需要各个国家大力合作、相关部门相互协作、政府机关有力支持等等! 同时，作为当代大学生，特别是学习化学工程与工艺专业的我们，更加有责任为我国石油化工工业总体水平的提高贡献一份力量，因而我们要不断地学习，不停得去探索! 我作为一名化学工程与工艺专业的学生，有信心也有能力去争取深造，也想把自己塑造成一名高素质高文化具备较高设计水平的工程技术人员。