常减压装置改造标定报告.docx
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常减压装置改造标定报告
中国化工集团油气公司
昌邑石化分公司
500万吨/年常减压蒸馏装置
标定报告
中国化工油气昌邑分公司生产技术部
中国化工油气昌邑分公司运行一部
2014年10月
目录
1.概述1
1.1装置概况1
1.2主要改造工作说明1
1.2.1初馏塔系统1
1.2.2常压塔系统2
1.2.3加热炉系统2
1.3本次改造核算2
1.4本装置主要组成2
2.工艺流程简述2
3.装置开工运转与标定8
3.1标定期间数据与分析8
3.2标定结果13
3.2.1原油加工量13
3.2.2轻收及总拔13
3.2.3产品质量14
3.2.4装置能耗15
3.2.5塔系统15
3.2.6换热网络16
3.2.7机泵16
3.2.8加热炉16
3.2.9装置防腐17
3.2.10环境保护17
4.存在的问题及建议17
5.结论18
1.概述
1.1装置概况
山东昌邑石化有限公司500×104t/a常减压蒸馏装置，系公司重交沥青装置能量系统优化改造项目核心装置，总投资7.6亿元，装置投资5.4亿元，占地15000m2。
由西安长庆科技工程有限责任公司设计，山东环海石化工程建设公司和山东宏扬石化工程公司等公司承建，于2008年5月开工建设，于2009年5月建成投产运行。
装置原设计加工混合重质含硫原料油，处理量为500万吨/年，设计年开工时间为8000小时，为燃料型装置。
但随着企业的持续性发展,加工规模的继续扩大,以及原油品种的日益多样化,装置难以适应加工轻质原油的变化情况。
装置于2010年08月，在原装置的基础上，进行了第一次挖潜改造，充分利用已有设备和成熟的工艺，最大限度地减少改造工程量及投资，使其轻油加工能力提升至450万吨/年，尽可能降低生产成本，确保装置安全运行。
改造后的装置增加了初馏塔系统，旧闪蒸塔T1001改造成初馏塔，装填8.8m高的规整填料及气液分布器等塔内件；增加一台初馏塔回流罐V1026；新增初顶回流泵P1032AB二台，初侧泵P1033AB二台；新增初顶油气后冷却器E1033一台。
通过初馏系统对混合油进行拔头，对初馏塔提压（约0.1Mpa），将轻烃送至催化装置压缩机入口进行回收。
改造后主要问题在于:
（1）加热炉炉膛负荷过大
（2）常顶压力高，分馏效果差（3）减顶温度高，真空度低（4）换热效果较差。
于2014年7月装置检修期间针对存在的问题对现有装置进行第二次扩能技术改造。
1.2主要改造工作说明
1.2.1初馏塔系统
由于本次改造调整了换热流程，初馏塔气液负荷增加较大，因此本次改造更换初馏塔（规格为Ø3600/Ø4000×42055），由填料塔更换为板式塔。
增加空冷8台，初顶后冷器1台，增加初侧线作为产品外送出装置。
1.2.2常压塔系统
常压塔设顶循、一中、二中三个中段回流油馏分，常三线作为蜡油。
本次改造常压塔利旧，增设二中侧线，常顶空冷由原有6台增加至12台。
对常二线、常一中线进行扩径。
1.2.3加热炉系统
常压炉入口增设两排16根钉头管，更换辐射室高强燃烧器16台，更换铸铁板式预热回收系统，常压炉热负荷由32500KW提高至44245KW,加热炉热效率由90%提高至92%。
1.3本次改造核算
1）增加4台换热器，E1035A,,B（（初底油-常二中换热器）2台、E1036（原油-初测油换热器）1台、E1008B（原油-常一中换热器）；
2）增加2台冷却器，分别为E1033B（初顶后冷器）1台、E1034（初侧油气冷却器）1台；
3）现有初顶空冷6台供常压塔用，初馏塔顶空冷器需要增加8台。
4）减一中线泵P1011A,B可利旧，电机需更换YB315M1-2（132KW）
常一中泵P1005A,B更换为250AYS80。
常二线泵P1007A,B更换为200AY150×2B。
初顶回流泵P1032A,B，更换为150AY150×2A
初侧泵P1033A,B，更换为80AY100×2A
常压塔增设常二中，由泵P1034A,B抽出，流量为244m³/h，可利旧原常一中泵P1005A,B。
1.4本装置主要组成
电脱盐系统、初馏和换热系统、常压系统、减压分馏系统、蒸汽发生系统、加热炉烟气余热回收系统、三注系统。
2.工艺流程简述
原油自罐区经泵升压后送入装置分为两路。
第一路原油依次经E1001A,B（原油-减一中线换热器）、E1002A,B（原油-常二线III换热器）、E1003A,B（原油-常顶循油I换热器）和E1004（原油-减二中线II换热器）、E1008B（原油-常一中换热器）与热源换热；另一路原油依次经E1005（原油-常一线油换热器）/E1036（原油-初测油气换热器）、E1006A,B（原油-常顶循油II换热器）、E1007（原油-常二线油II换热器）、E1008A（原油-常一中换热器）与热源换热后两路合并后约143℃进入V1001A-C（原油电脱盐罐）。
经三级脱盐脱水后原油分为两路。
第一路脱后原油依次经E1009（原油—减三线油换热器）、E1010A,B（原油—减压渣油III换热器）、E1011A,B（原油—减三中线油II换热器）、E1016C,D（原油-减压渣油Ⅱ换热器）与热源换热；另一路脱后原油依次经E1012（原油—常三线油换热器）、E1013（原油—减二中线油I换热器）、E1014A-D（原油—减三中线油III换热器）、E1015（原油—常二线油I换热器）和E1016A,B（原油-减压渣油Ⅱ换热器）与热源换热。
换热后的两路原油合并后约220℃进入T1001（初馏塔）。
T1001塔顶油气经A1005A-H（初顶油气空冷器）和E1033A,B（初顶后冷器）冷却至40℃后进入V1026（初顶回流罐）进行气液分离。
分离出的气体至轻烃回收；分离出的初顶油由P1032A,B（初顶回流及产品泵）升压后分为两路，一路作为塔顶回流返回初馏塔顶；另一路作为石脑油产品送出装置或作为吸收剂进入轻烃回收装置。
初底油由P1002A,B（初底油泵）抽出分为两路。
第一路经E1035B（初底油—常二中换热器）、E1017A-C（初底油—减三中线油I换热器）和E1018A-C（初底油—减压渣油I换热器）与热源换热；另一路经E1035A（初底油—常二中换热器）、E1017D-F（初底油—减三中线油I换热器）和E1018D-F（初底油—减压渣油I换热器）与热源换热。
两路初底油合并后约268℃进F1001（常压炉），经加热至365℃后进入T1002（常压塔）。
初测油由泵P1033A,B抽出，经E1036（原油-初测油换热器）和E1034（初测油冷却器）后分两路一路直接出装置，一路和常二线混合后出装置。
T1002塔顶油气经A1001A-L（常顶油气空冷器）和E1022A,B（常顶后冷器）冷却至40℃后进入V1002（常顶回流罐）进行气液分离。
分离出的气体一路至V1007（低压燃料气罐）作为加热炉燃料，一路去轻烃回收装置；分离出的常顶油由P1003A,B（常顶回流泵）升压后分为两路，一路作为塔顶回流返回常压塔顶；另一路作为石脑油产品送出装置。
常一线油自T1002第15层塔板自流进入T1003（常压汽提塔）上段，经0.3MPa过热蒸汽汽提后的常一线油由P1006A,B（常一线油泵）抽出，经E1005A,B、A1002（常一线空冷器）和E1023A,B（常一线冷却器）换热冷却后分两路，一路作为航煤馏分出装置，另一路作为柴油馏分与常二线、减一线油合并出装置。
常二线油从T1002第29层塔板自流进入T1003下段，经0.3MPa过热蒸汽汽提后的常二线油由P1007A,B（常二线油泵）抽出，经E1015、E1007、E1002A,B和A1003（常二线空冷器）换热冷却后与常一线油混合。
常三线油从T1002第41层塔板由P1008A,B（常三线油泵）抽出，经E1012换热后与蜡油混合出装置。
常顶循油由P1004A,B（常顶循油泵）自T1002第5层塔盘抽出，经E1003A,B和E1006A,B与冷源换热后返回第2层塔盘上。
常一中油由P1005A,B（常一中油泵）自T1002第21层塔盘抽出，经E1008A,B与冷源换热后返回第18层塔盘上。
常二中油由泵P1034A,B自35层塔盘抽出，作为轻烃回收稳定塔重沸器热源，之后经E1035A,B（初底油-常二中换热器）与初底油换热，然后返回第32层塔盘。
常压塔底油经过热蒸汽汽提后由P1009A,B（常底油泵）抽出，送到F1002（减压炉）加热后，送入T1004（减压塔）。
T1004塔顶气体经EJ1001A-C（减顶增压器）、E1028A,B（减顶增压冷凝器）、EJ1002A,B（减顶一级抽空器）、E1029（减顶一级抽空冷凝器）后经液环泵P1029升压后，污水进入V1003（减顶分水罐）进行油水分离。
V1003分出的污水由P1019A,B（减顶水泵）送出装置；V1003分出的凝缩油由P1010A,,B（减顶油泵）送出装置。
不凝气作为燃料送减压炉。
当液环泵故障时，油气可由备用的EJ1003（减顶二级抽空器）、E1030（减顶二级抽空冷凝器）抽空和冷凝。
减一线及减一中油由P1011A,B（减一线及一中泵）抽出后分为两路，一路返回减压塔，另一路经E1001A,B、A1004A,B（减一中线空冷器）和E1024A,B（减一中线冷却器）换热冷却后分两路：
一路作为减一中返回T1004顶部；另一路作为柴油出装置。
减二线及二中油由P1012A,B（减二线及二中泵）抽出，经E1021减二中线蒸汽发生器）、E1013和E1004A,B换热后分为两路：
一路作为减二中返回T1004；另一路与常三线混合后作为蜡油出装置。
减三线及三中油由P1013A,B（减三线及三中泵）抽出分为两路：
一路作为洗涤油返塔；另一路经E1017A-F、E1011A,B和E1014A-D换热后再分为两路：
一路作为减三中返回T1004；一路经E1009换热后作为减压蜡油出装置。
减压过汽化油由泵P1014A,B（过汽化油泵）抽出与常压渣油混合后进减压炉。
当蜡油冷出料时，蜡油经E1025A-D（蜡油-低温水换热器）冷却后出装置。
减压渣油由P1015A,B（减压渣油泵）抽出，经E1018A-F、E1016A-D和E1010A,B换热后分为两路：
一路作为急冷油返回减压塔，另一路作为焦化原料直接出装置。
当需要冷出料时经E1026A-D（减渣-低温水换热器）冷却后出装置。
大循环流程图：
3.装置开工运转与标定
昌邑石化重交沥青装置在现有装置的基础上，充分利用已有设备和成熟的工艺，最大限度地减少改造工程量及投资，进行第二次技术改造，使其轻油加工能力提升至500万吨/年，装置技术改造由洛阳维达设计院进行详细设计，由山东高阳建设集团公司负责建设。
2014年7月4改造开始，于2014年8月17日改造完成，于当月22开工正常，出合格产品，进入正常生产阶段。
目前已平稳生产近两个月。
装置2014年10月15、16、17日进行性能标定。
由于原料的原油配置变化，因此标定原油与设计原油不同，标定原油采用惠州50％：
比利牛斯35％：
马瑞15％。
装置标定按正常负荷500万吨/年工况进行标定。
正常负荷数据于2014年10月15日8点全面采样采集。
10月17日8点之后，装置标定结束。
本次装置标定，生产平稳，操作正常。
3.1标定期间数据与分析
表1标定期间原油组成分析数据对比
项目
惠州
比利牛斯
马瑞
混合原油
密度（20℃）,g/cm3
0.8675
0.9056
0.9250
0.874
酸值,mgKOH/g
0.33
0.32
2.02
0.81
盐含量,mgNaCl/L
22.68
31.87
317.89
71.6
水分,%（m/m）
0.3
0.1
2.3
0.5
残炭,%（m/m）
2.81
8.82
硫,%（m/m）
0.59
0.30
2.42
0.74
杂质,%（m/m）
0.53
0.31
0.25
初镏点
78
73
80
75
5
155
184
104
166
10
203
240
112
210
15
236
266
209
251
20
266
286
265
277
25
298
306
317
304
30
332
311
347
329
35
353
343
380
350
40
380
361
416
362
45
400
375
452
388
50
416
398
489
408
55
432
422
510/52%
429
60
448
448
446
65
472
472
470
70
492
495
493
510/74%
510/72%
510/76%
总馏出
74
72
52
76
表2标定主要操作条件
主要操作条件汇总表
项目
单位
设计数据
10月15日
10月16日
10月17日
初馏塔
T1001塔顶压力
MPa
0.198
0.13
0.132
0.138
T1001塔顶温度
℃
143
123
122.8
125.4
T1001
进料温度
℃
220
229
230
230
T1001塔底温度
℃
220
229
229
230
项目
单位
设计数据
10月15日
10月16日
10月17日
常压炉
F1001入口温度
℃
268
0.13
0.132
0.138
F1001出口温度
℃
365
123
122.8
125.4
常
压
塔
T1002塔顶压力
MPa
0.07
0.10
0.10
0.10
T1002塔顶温度
℃
118
119.95
122.13
122.41
常塔进料温度
℃
193
192.56
193.65
193.66
常塔塔底温度
℃
253
249.56
249.86
249.88
常顶循抽出温度
℃
138
143.28
145.15
145.08
常顶循返塔温度
℃
93
112.12
114.06
114.47
常一中抽出温度
℃
223
232.07
232.89
231.55
常一中返塔温度
℃
163
158.68
158.79
158.62
常二中抽出温度
℃
303
294.08
296.19
294.23
常二中返塔温度
℃
223
204.33
204.60
205.00
项目
单位
设计数据
10月15日
10月16日
10月17日
减压炉
F1001入口温度
℃
351
349
350
349
F1001出口温度
℃
398
391
390
389
减
压
塔
T1004塔顶压力
KPa（a）
1.96
0.93
0.96
0.92
T1004塔顶温度
℃
75
104
115
114
常塔进料温度
℃
398
391
390
389
常塔塔底温度
℃
365
349
350
349
闪蒸段温度
℃
378
335
338
336
闪蒸段压力
KPa（a）
2.9
1.85
1.82
1.89
一中抽出温度
℃
142
99
100
98
一中返塔温度
℃
50
29
31
32
二中抽出温度
℃
252
189
193
191
二中返塔温度
℃
157
156
154
159
三中抽出温度
℃
318
272
278
277
三中返塔温度
℃
222
203
204
205
表3标定期间物料平衡表
设计
第一天
第二天
第三天
总计
10.158：
00～10.168：
00
10.168：
00～10.178：
00
10.178：
00～10.188：
00
10.158：
00～10.188：
00
流量（T/天）
收率（％）
流量（吨/天）
收率（％）
流量（吨/天）
收率（％）
流量（吨/天）
收率（％）
流量（吨/天）
收率（％）
原油
11428.56
15125
15156
15039
45320
产品
自产瓦斯
80.16
0.7
78.65
0.52
75.78
0.50
78.71
0.53
233.14
0.51
石脑油
1557
13.62
1227
8.11
1080
7.13
1110
7.38
3417
7.54
混合柴油
3645
27.04
5027
33.24
5083
33.54
5130
34.11
15240
33.63
混合蜡油
3545.3
31.03
5304
35.07
5413
35.72
5237
34.82
15954
35.20
减渣
2561.7
22.42
3489
23.06
3502
23.11
3482
23.16
10473
23.11
合计
11428.56
100
15125
100
15156
100
15039
100
45320
100
轻收
5202
45.51
6254
41.35
6163
40.67
6240
41.50
18657
41.17
常压拔出
35.32
36.00
36.00
36.80
36.27
总拔
77.58
76.42
76.38
76.31
76.37
表4装置能耗
时间
15
16
17
消耗\单位
吨
千克标油/吨
吨
千克标油/吨
吨
千克标油/吨
原油量
15125
15156
15039
新鲜水
35
0.002
35
0.002
40
0.003
除盐水
130
0.009
120
0.008
140
0.009
循环水
42429
2.805
42432
2.800
42063
2.797
电
92160
6.093
92400
6.097
93120
6.192
1.0MPa蒸汽
292
0.019
286
0.019
287
0.019
燃料气
102
0.007
106
0.007
107
0.007
净化风
2821
0.187
2825
0.186
2841
0.189
能耗合计
9.345
9.119
9.216
3.2标定结果
3.2.1原油加工量
常减压装置标定期间日处理量平均为15106T/D,期间生产操作平稳产品质量合格,按年开工8400小时计算,装置可以达到551万吨/年的处理能力,为设计能力的110%，达到装置检修改造的目的。
标定时，装置加工的原油为惠州、比利牛斯、马瑞的混合原油，混合比例为50：
35：
15。
由于没有完整的混合设施，从表1分析数据看，原油性质在不同的时间有所变化。
为了对比，列出了从原油评价中的各原油性质和实际分析的混合原油的性质。
从实际原油分析数据看，数据中硫含量约在0.74%（wt）左右，酸值约为0.81mgKOH/g左右，与设计中原油为高硫低酸的性质不太一致。
3.2.2轻收及总拔
标定期间装置轻油收率为41.17%,总拔为76.37%。
标定期间原油配比稳定，故三天标定的产品收率都基本相同。
标定装置拔出率与设计拔出率对比见表5。
表5装置拔出率对比表
项目
设计数据
2014年10月
15日标定数据
2014年10月16日标定数据
2014年10月17日标定数据
常压拔出率wt%
35.32
36.00
36.00
36.80
轻油收率wt%
45.51
41.35
40.67
41.50
减渣收率wt%
22.42
23.06
23.11
23.16
总拔出率wt%
77.58
76.42
76.38
76.31
装置设计是依据吉拉索、安哥拉、阿曼、ESPO各占25%的比例设计，设计原油性质相对较轻，拔出率及轻油收率相对较高。
与实际原油化验数据对比基本保持一致。
3.2.3产品质量
标定期间产品质量合格,初常顶能生产稳定合格的重整原料油;
常一、常二线能生产稳定的柴油组分指标合格;减压蜡油及渣油性质稳定,保证下游装置的平稳生产。
标定期间常压渣油365℃馏出量为10%。
分析原因常压塔针对燃料油型常压塔设计，塔径细、塔盘开孔率低，导致常压塔365℃含量较高。
减压塔操作平稳,通过控制减压真空度及减压炉温的手段,控制减压拔出率,减压渣油510℃前馏出量指标在4%左右,满足下游装置的需要。
常压渣油365℃含量及减压渣油510℃含量分析数据见表
表6标定渣油性质表
常压渣油（wt%）
减压渣油（wt%）
10月15日
10月16日
10月17日
10月15日
10月16日
10月17日
365℃
10
9
11
510℃
4
3
5
3.2.4装置能耗
标定期间装置能耗平均为9.23,设计值为10.60,均低于设计值,分析原因在于：
（1）加热炉瓦斯消耗量大大降低。
加热炉经过改造后,燃烧器燃烧效果提高,加热炉热效率提高。
（2）优化换热流程提高原油换热终温，减少公用工程消耗，可以有效降低能耗水平，实际生产时应该尽量保持各个中段取热的流量，即高流量、低温差。
这样有利于换热，进而提高换热终温。
（3）循环水水量通过监测冷却器冷后温度进行前手阀调节控制大大节省了循环水的利用率。
（4）装置采取节电措施，对于高功率泵采用变频控制，通过及时监测外送油品的冷后温度及时开停风机，节省了电耗。
3.2.5塔系统
初馏塔标定期间初顶石脑油产出量25t/h，与设计值41.16t/h略有偏差。
初侧油平均产出8.6t/h，与设计值8t/h达到设计要求。
为提高初馏塔的拔出率，在下次改造中建议增加塔底注汽，以提高初顶油、初侧油的产品收率,减轻常炉负荷。
常压塔标定期间常压塔气相负荷比设计小，塔顶压力0.04Mpa,设计压力0.17Mpa，油气分压降低，提高了轻质油收率。
常压塔的液相负荷较大，柴油外送负荷接近最大值。
顶循塔板的液相负荷超设计（205t/h）50%以上，标定期间负荷超最大值（400t/h），建议继续对顶循侧线进行改造。
常一中侧线新增换热器E1008B一台，导致原油脱前换热在标定期间偶超150℃以上，超越工艺指标，建议在E1008换热器增加一组三通阀或继续优化换热流程
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