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1、光滑油糠醛精制装置优化设计wangsl导语:南阳石蜡精细化工厂光滑油糠醛精制装置,设计处理才能为1008kt/a,1997年9月建成投产。1前言南阳石蜡精细化工厂光滑油糠醛精制装置,设计处理才能为1008kt/a,1997年9月建成投产。固然糠醛精制装置在设计中采用了先进的设备和仪表,但是由于在工艺流程和设备、经过控制及管线布置等方面存在着一些缺陷,造成装置消费波动大、操纵弹性小、能耗高、平安系数低、经济效益差,使装置自身存在的上风得不到充分发挥,还制约了石蜡光滑油消费系统的效益。为此,根据糠醛精制装置的现状,针对设计中存在的问题,参考其它单位同类装置改造的经历,在过去的几年中进展了4次优化改
2、造,问题逐一得到理解决,运行的总体经济效益大幅度进步。2糠醛装置设计的主要特点1装置设计加工轻油和重油两种原料。常四线、减二线、减三线油合称为轻油,减四线及轻脱沥青油合称为重油。轻、重油料切换消费。2抽提塔为新型高效填料塔,采用由清华大学开发的QH-1型填料及由洛阳石油化工工程公司设计的进料分布器。3抽出液溶剂回收系统采用低中高三效蒸发流程,充分回收溶剂热量,回收加热炉的热负荷仅为两效蒸发流程的67%,可较好地节能。4吸收国内同类先进装置的消费操纵经历,在溶剂回收系统增加了精制液和抽出液闪蒸塔,以减少溶剂回收系统的负荷,降低能耗。5采用PROCESS模拟程序进展工艺流程模拟,优化操纵条件。6局
3、部冷换设备采用螺纹管、内插物等高效传热设备,可强化传热,减少换热没备,节省投资,并适应工况变化。7自动控制系统采用美国ABB公司的DCS集散控制系统,屏幕显示直观明晰、调节方便、操纵稳定,而且具有记忆、报警、打印等功能,实现了自动控制程度的晋级。3装置设计中存在的缺乏31一效蒸发塔蒸发率低主要问题是:把抽出液加热炉的对流室作为一效蒸发塔进料的最后加热措施;一效蒸发塔进料流程在加热炉的对流室前后有2个大型的“U型弯;局部换热器在计算中传热系数取值太高。由于用对流室加热时,热稳定性较差,再加上对流室前后的2个大“U弯分别为DN300mm和DN350mm的管线,流程长,散热损失大,非常轻易形成液体积
4、聚,抽出液在换热器中的压降增大。而在换热器中,溶剂实际上是在高于蒸发塔的压力下蒸发的,它所构成的背压温差损失会增大,进而形成了蒸发效果时好时坏,蒸发率低。32抽出油溶剂超标由于南阳石蜡精细化工厂的糠醛装置设计为正序消费方案,抽出油的收率只有15左右,所以进入抽出油闪蒸、汽提塔的物料很少。在装置试车经过中,初期抽出油汽提塔的塔底温度只能到达120130,曾经采取抽出油系统局部循环的方法增大抽出油的循环量,才使该塔底温到达145155,外送抽出油携带溶剂量高达23,造成大量的溶剂损失,装置开工仅40d就被迫停工进展技术改造。33汽包和蒸汽发生器安装位置不公道由于汽包和蒸汽发生器的位置设计得太低,一
5、、二、三效蒸发塔糠醛溶剂进入枯燥塔前设计有约10m的大“U型弯,且3个蒸发塔共用一条入塔线,当三效蒸发塔的压力控制阀动作时,会严重影响一、二效蒸发塔蒸发量的大小,形成了流程长、压降大、背压温差损失大、对蒸发不利的场面,导致换热回收溶剂的百分数达不到设计要求。另外,汽包设计的负荷太小,设计发汽量仅为1000kgh,可是,实际发汽量有时高达1450kgh,经常出现低压蒸汽带水现象,不能知足日常消费需要。34精制液加热炉设计负荷缺乏由于精制液加热炉入炉前的换热器在设计中所取数据偏高,理论计算的入炉温度为178181,而实际到达的入炉温度只有152154;加热炉的设计负荷为620kW,实际负荷却到达了
6、755kW,形成加热炉超负荷操纵。因此,经常出现供风量缺乏,燃烧不完全,加热炉回火等现象,造成操纵波动。35精制液汽提塔塔顶携带精制油精制液汽提塔是精制油与糠醛溶剂别离的关键设施。由于汽提塔设计的筛板开孔率太小,导致汽提塔塔顶的气相负荷太大,造成汽提塔塔顶携带精制油。平均天天要外送两次携带油,约1012t,既给操纵带来了很多费事,又降低了精制油收率。36抽提塔中段循环液水冷器结蜡我国大局部光滑油糠醛装置抽提塔的中段循环冷却系统是水冷器和空冷器结合使用,而南阳石蜡精细化工厂的糠醛装置在设计中仅选用了水冷器,所加工的原料又是高含蜡量的石蜡基原料,从抽提塔抽出进入水冷器的温度一般在90左右,而从水冷
7、器出来的温度仅为4550。造成石蜡结晶析出附着在换热器管束的外表上,使换热器的传热系数大大降低,导致中段循环液的温度降不下来。通常需要把循环水停下来,升温化蜡后,再缓慢投入使用,严重影响了抽提塔的平稳操纵。4改良措施41优化换热流程,进步一、二效蒸发率为消除二效糠醛蒸气与抽出液换热器的传热限制因素,把抽出液加热炉对流室撤出一效蒸发进料换热系统,使抽出液与二效蒸发的糠醛蒸气换热后直接进入一效蒸发塔;二效糠醛蒸气与抽出液换热器出口压力由006MPa降到002MPa,其传热温差由4进步到12,汽化点提早,换热效果大大进步;三效蒸发糠醛蒸气与抽出液换热器的换热面积由20m更换为110m2;把闪蒸塔顶气
8、水冷器改造为换热器,充分利用热源,让闪蒸塔顶气和一效蒸发塔进料换热,换热面积由15m2更换为70m2;使一效蒸发塔的蒸发率从试车时的8进步到302。把二效蒸发塔进料改良抽出液加热炉对流室,将对流管由4路并联改为串联,进出口管线由DN350mm改为DN100mm,作为二效蒸发塔进料的第一个补热措施;消除了一效、二效、三效蒸发塔进料和对流室出口管线上存在的4个大“U弯,改为高架管线,减小了管路压降,同时,系统内糠醛溶剂的藏量减少了约15t,使溶剂周转的周期缩短。42抽出油汽提塔底增设再沸器新增1台塔底抽出油循环泵和1台40m2的塔底抽出油循环加热器,把精制液汽提塔塔底的精制油作为加热的热源。抽出油
9、循环的人口设置在第23层塔盘,第23和第24层塔盘开孔率从237增加到283。43改良汽包和蒸汽发生器的布置,减小压降将汽包和3台蒸汽发生器整体上移6m,三效蒸发塔压力控制调节阀从地面上移至11m平台,消除了高约10m的“U型弯。把汽包1000mm2484mm10mm扩容为1000mm5000mml0mm。把一、二、三效蒸发塔糠醛溶剂进枯燥塔的管线由一路分成3路,减小管路压降。同时,将局部一效蒸发塔回收的溶剂改良枯燥塔的第12层塔盘,便于在开工初期或者一效蒸发含水时,使其得到枯燥,有效地控制了干糠醛含水。把一、二效蒸发塔糠醛溶剂入塔口重新设置,比原设计的入塔口位置下降了2m,消除了“U型弯。4
10、4精制液加热炉改造利用该厂老常压装置闲置下来的加热炉炉体及原精制液加热炉的燃烧器,重新设计炉管,对炉管进展了扩径,扩大了传热面积。改造后的加热炉为进步热效率,增设了对流室。改造后的加热炉热负荷到达1200kW。炉出口转油线由DN100mm扩大到DNl50mm,并把炉出口管线架高,消除了高约4m的大“U型弯,进步了糠醛溶剂在精制液加热炉出口的汽化率。另外加热炉炉壁采用陶纤内衬,减少散热损失。45精制液汽提塔塔盘改造通过工艺计算发现精制液汽提塔塔盘的开孔率太小,精馏段的开孔率为3,汽提段的开孔率为25。精馏段气相负荷大,气速太高;汽提段液流强度大,进而导致塔顶携带。通过改造,把精馏段的开孔率增大到
11、57,汽提段的开孔率增大到30,携带油的外送量从天天2次下降到每周12次,使问题得到了根本的解决。46中段循环液水冷器更换为内插物换热器为理解决水冷器结蜡问题选用内插物换热器,同时换热面积从70m2增大到160m2,并调换管壳程介质,中段循环液走管程,改善流动性能,有效地防止了结蜡。5改造后的效果1通过优化和改造,操纵弹性增大了,平稳率明显进步,装置处理才能由设计的1008kta进步到125kta,处理才能进步约25。2抽提系统的操纵环境得到了改善,温度梯度均匀,填料层之间的温度梯度可达20,抽提效果良好,精制油收率从1998年的831进步到2001年的854,进步了23个百分点。3糠醛消耗量降低,抽出油含糠醛的量从试车时的23下降到005以下,单位溶剂消耗从1998年的278kgt下降到2001年的134kgt;环保指标得到了改善,外排污水实现了达标。4糠醛装置的能耗逐年下降,2002年前10个月装置综合能耗仅为每吨原料75852MJ比1997年下降了626,月能耗最低为每吨原料64375MJ。表1为19972001年单位加工能耗比照。表1单位加工能耗比照
限制150内