1、16萬噸/年氣分裝置生產運行及問題分析李美英中石化股份公司九江分公司化工廠氣分車間，江西 九江 332004 摘要：闡述了我廠16萬噸/年氣體分餾裝置的產品質量、能耗等參數的運行狀況，對影響裝置安全生產的空冷水系統和丙烯塔加熱系統及高速泵憋壓等因素進行了技術分析，同時提出了改進措施。關鍵詞：精餾 生產運行 問題分析前言 16萬噸/年氣體分餾裝置(以下簡稱套氣分)是以催化裂化裝置所產液化石油氣為原料，以生產精丙烯為主要產品，設計規模為年加工液化石油氣16萬噸，主要設備加工能力可達18萬噸/年。生產流程采用常規三塔流程，利用套重油催化裂化裝置的低溫熱源作為本裝置的加熱熱源，同時采用濕式空冷冷卻，以

2、降低裝置綜合能耗。套氣分是由我廠設計院設計，中國化學工程公司第六化學建筑公司承建。1998年2月26日實行中交，3月4日投產一次成功。1 裝置流程簡介 套氣分裝置由脫丙烷塔、脫乙烷塔及精丙烯塔三部分組成，采用的加工工藝路線為成熟可靠的常規精餾方法，一次精餾由脫丙烷塔脫除碳四、碳五重組份，二次精餾由脫乙烷塔脫除碳二輕餾份，最后三次精餾由精丙烯塔實現丙烯丙烷餾份的分離，得到純度大于99.5%的丙烯產品。2 生產運行狀況分析套氣分投產后于4月1日至4月3日進行了工業標定，從標定結果和一年來的運行情況看，裝置的產品質量和各項技術指標達到設計指標。2.1 產品質量運行分析表1是各塔頂、底分離結果與設計分

3、離結果對比表，從表中我們可以看出，各精餾塔實際分離效果良好，特別是精丙烯塔的分離效果尤佳，頂、底產品純度遠遠超過了設計值，可以證明，在精丙烯塔采用華東理工大學的專利技術導向浮閥塔盤，不但可以提高裝置的處理能力，還是一種高分離率的塔盤。表1 各精餾塔產品分離結果對比表體積分數，%項 目C2C3=C30nC40iC40C=4-1iC4=cC=4-2TC=4-2C5總計脫丙烷塔頂設計值1.3077.8920.730.050.03100標定值10.0678.3121.6310021.7671.5726.520.15100脫丙烷塔底設計值0.016.0229.4715.7018.6011.2115.71

4、3.28100標定值19.7327.3231.4711.8812.701.91100210.3831.8429.7713.389.145.49100脫乙烷塔頂設計值50.9745.913.12100標定值130.0666.403.530.01100226.8768.274.86100脫乙烷塔底設計值0.0578.7021.170.050.03100標定值10.0478.9420.990.03100279.0520.95100精丙烯塔頂設計值0.0699.530.41100標定值199.80299.80精丙烯塔底設計值3.2896.340.240.040.10100標定值199.50299.50

5、2.2 能耗分析（見表2，表3）表2 裝置能耗標定值與設計值對比表項目總耗/t單耗/t·t-1標定能耗設計能耗標定設計MJ·t-1MJ·t-1新鮮水0.470.00080.00418循環水4539.47.337.9430.51433.022熱媒水5137.948.3022.49642.0481739.298軟化水36.280.060.0885.8528.36凝結水204.730.330.245-101.992-75.658電/w3.888×10106.28×1071.09×108218.614377.8721.0MPa蒸汽150.25

6、0.240.245762.432778.316總計1557.4722861.21表3 常規流程與同類裝置及熱泵流程的能耗對比表裝置名稱新鮮水單耗/t·t-1循環水單耗/t·t-1熱媒水單耗/t·t-1軟化水單耗/t·t-1凝結水單耗/t·t-11.0MPa蒸汽單耗/t·t-13.4MPa蒸汽單耗/t·t-1電單耗/W·t-1綜合能耗/ MJ·t-1九江I氣(熱泵)0.381.080.55-0.210.753.57×1072365.22九江氣(常規)0.126.90313.4560.26-0.19

7、0.148.45×1072263.53錦西0.222.530.901.24×1083344.00南煉(II)0.16144.7890.1342.42×1072099.11勝利(II)0.2968.11.051.12×1083860濟南0.046712.51.1907.31×1064239.22石家莊(II)0.0479.0180.7051.16×1082684.6 注:表中所列各裝置除九江I氣為處理量12萬噸/年液化氣的熱泵流程外,其余均為處理量1516萬噸的常規流程.九江氣為1998年全年的累計綜合能耗。 從表2、表3的對比中，我們

8、不難發現，我廠自行設計的16萬噸/年氣體分餾裝置的綜合能耗低于同類裝置，究其原因筆者認為有以下幾點：（1） 16萬噸/年氣體分餾裝置在設計時充分利用了本廠套重油催化裂化裝置的90低溫熱媒水,節約了1.0MPa蒸汽的用量,且該部分熱媒水屬廉價能源,也使全廠的綜合能耗有所降低。（2） 本裝置在脫丙烷塔及精丙烯塔頂均采用了濕式空冷器進行冷卻,相對管殼式冷卻器大大的節省了循環水的用量,特別是在冬天氣溫較低的季節里,作為噴淋用的除鹽水都可以停用,僅靠環境溫度就足以將熱源取走,因而大大降低了裝置的綜合能耗。（3） 在脫丙烷塔的設計中，將塔底重沸器加熱蒸汽的凝結水作為該塔進料加熱器熱源，減少了1.0MPa蒸

9、汽的用量,同時降低了用以把凝結水降溫的除鹽水耗量。（4） 裝置標定能耗大大低于設計能耗值,從單耗上看主要是熱媒水項耗量明顯偏低,筆者認為原因有二,一是裝置標定時,新裝置開工不久,空冷效果好,塔盤分離效果好,減少了塔底熱源;二是標定時各塔操作參數均在其設計值以下運行,故塔底熱源比設計值要低,這一點從表4中可以反映出來,這也從另一方面證明了各精餾塔的良好分離效果。表4 各精餾塔主要操作參數對比表設備名稱進料流量（t/h）進料溫度（）塔頂溫度（）塔底溫度（）回流溫度（）頂壓力（MPa）回流比脫丙烷塔設計值2075.349.2107.646.71.993.0標定值12067.044.0100.134.

10、21.703.222573.343.7107.830.51.723.26脫乙烷塔設計值46.751.770.343.42.9847標定值135.442.357.528.72.31全回流231.343.458.429.22.27全回流精丙烯塔設計值70.348.058.347.92.0017.6標定值157.536.550.235.81.5817.58258.439.652.138.11.6017.42 從表中可以看出,各塔操作溫度均比設計值低10左右,丙烯塔壓力比設計值低0.4MPa,在此操作參數下,裝置的動力消耗明顯比設計值降低。反映在裝置綜合能耗上遠遠低于設計值。3 存在問題及改進措施3.

11、1 空冷噴嘴易堵塞 套氣分塔-301、塔-304頂空冷器，原設計是采用除鹽水作為噴淋介質，設計流程見圖1： 從圖中可以看出，除鹽水自管網來，進裝置D-305罐，從罐底部被抽出后，用泵-307打入空冷系統，又循環回D-305，循環利用。 1 3 除鹽水自管網來 21 噴嘴 2 除鹽水泵（泵-307） 3 除鹽水罐（D-305）圖1 空冷水系統原流程圖 裝置自1998年3月投產運行以來，該系統一直運行不正常，經常出現噴嘴堵塞現象，影響塔的冷卻效果，給生產操作帶來了不利因素，因此經常需要清洗噴嘴，一方面增加了職工的工作量，更重要的是在很大程度上妨礙了生產的正常運行，影響了產品質量。究其原因是因為不斷

12、循環的噴淋介質中夾帶有泥沙、鐵銹、飛蟲等雜物，堵塞了噴孔本來就比較窄小的噴嘴，這部分雜物由于在空冷系統中不斷循環，又得不到及時清除，造成噴淋介質越來越臟，時間一長，就會完全堵塞噴嘴，以至于影響操作。 鑒于上述情況，我們提出如下設想：用循環水代替除鹽水作噴淋介質，噴淋后的循環水再用泵打入總廠循環熱水管網，其中的泥沙、鐵銹、飛蟲等雜物送至動力循環水廠沉淀、清除。因此，我們只需對工藝流程稍作動改即可達到上述設想，動改后流程見圖2： 2 1 除鹽水 3 循環冷水來 循環熱水出裝置 41循環水罐（D-305）；2 噴嘴；3 循環冷水泵（泵-307）；4 循環熱水泵（泵-310）圖2 動改后空冷水系統流程

13、圖 新流程增設泵-310和一控制D-305液位的控制閥組LICA-311，雖然增加了設備，但D-305內的水經泵-310打入循環熱水管網，不再循環利用，這樣從空冷返回D-305夾帶的雜物就不會又返回空冷系統，從此可消除噴嘴堵塞而影響產品質量的隱患，有利于裝置的平穩操作。 反之，空冷水系統經過此方案改造后也帶來一定的不利因素，因循環水易結垢，這就要求動力系統排除循環水結垢問題，怎樣防止循環水結垢，是本方案能否實施的因素之一。3.2 熱源不足 冬季氣溫較低，套催化來的熱媒水溫度降低，使本裝置塔-302、塔-303的加熱熱源不足，影響了塔的平穩操作，使裝置處理量難以提升。為了彌補熱量，塔-303底重

14、沸器E-304/2改用1.0MPa蒸汽加熱，具體流程見圖3。問題隨之而來，1.0MPa蒸汽經E-304/2后的凝結水回到了熱媒水的回水管，同熱媒水回水一道出裝置。催化裝置的熱媒水回水壓力在0.5MPa左右, 1.0MPa蒸汽經E-304/2后壓力為0.5MPa,當熱媒水回水壓力高于換熱后的蒸汽壓力時,熱媒水就竄入蒸汽系統,造成水擊現象,給裝置帶來不安全因素。 熱媒水自催化來 1 1.0Npa蒸汽 熱媒水回水出裝置圖3 E-304/2加熱線流程圖1塔-304底換熱器（E-304/2） 針對以上情況,建議在E-304/2回水出口閥前加一條管線至本裝置的凝結水罐,當E-304/2改用蒸汽加熱時,其凝

15、結水可以直接進凝結水罐,從而避免水擊情況發生.具體流程見圖4。這樣,E-304/2改蒸汽加熱時,全關熱媒水進裝置閥和熱媒水回水出裝置閥,熱媒水回水從進出裝置管線跨線壓控閥出裝置,水系統和蒸汽系統就隔絕開,避免互竄而產生水擊現象。 1熱媒水自催化來 21.0MPa蒸汽 熱媒水回水出裝置 至凝結水罐D-306 3圖4 動改后E-304/2加熱線流程圖1熱媒水進裝置閥；2塔-304底換熱器（E-304/2）；3熱媒水回水出裝置閥3.2 高速泵易憋壓 本裝置脫丙烷塔、脫乙烷塔進料分別采用了國產立式高速離心泵作為進料泵，該泵性能優良，轉速高，出口壓力也較高，可達6.0MPa以上，在裝置低負荷運行情況下，

16、泵轉速不變，泵出口閥后的進料控制閥組處于微開狀態，因泵出口壓力很高，此時，泵出口很容易憋壓，管線震動劇烈，威脅著裝置的安全生產。 通過一年來的運行總結,我們采取了進料控制閥組稍開付線操作,以保證泵出口有一定的量通過,防止憋壓現象發生。采取此措施后，處理量較低時，無法調節進料量，同時為了避免在緊急停風、停電情況下，高速泵憋壓，在此建議把脫丙烷塔、脫乙烷塔進料控制閥由風開閥改為風關閥，這樣裝置停風、停電時兩控制閥處于全開狀態，而避免了高速泵憋壓，免除了后患。3.3 PRC-303選型偏小 脫乙烷塔頂回流罐D-303頂壓控閥,是調節該塔壓力的控制手段,設計時，D-303頂間斷性的排放瓦斯至高壓瓦斯管

17、網。通過一年來的操作看，因原料中碳二含量較高，D-303頂壓控閥PRC-303基本處于經常開啟狀態，且排放量較大，原設計閥型直徑為DN25，因滿足不了瓦斯量的通過，經常要開付線來排放，且閥體經常結霜。筆者認為需將此閥更換，建議將閥體通經改為40DN,擴大通經以利于生產。4 結束語（1） 本廠套氣分采用常規流程，進行液化氣分離，通過一年多的運行表明，各塔工藝操作參數均達到設計要求，產品質量也達到設計標準。（2） 常規流程有很多優于熱泵流程的地方：開停工簡單、操作容易掌握、儀表調節反應快及減少大型機組操作費用和一次性投資。（3） 丙烯塔采用華東理工大學的新成果導向浮閥塔盤,不但提高了裝置處理能力,分離效果也明顯提高。在輕質裂解氣的分離中，這種導向浮閥塔盤優于圓浮閥塔盤，值得應用推廣。（4） 充分利用本廠