开工原油与设计基础用油性质对比文档格式.docx

1、0.24盐含量ugNaCl/g51812452凝固点-20-19-22-7残炭w%12.514.613.916.5灰分0.0510.0590.052总酸值MgKOH/g0.250.061.37胶质w%14.318.624.6沥青质w%9.010.611.213.7元素分析CHS N84.9411.672.10.4285.3711.462.40.4311.350.3684.9810.692.6金属分析AlCaCuFeMgNaNiPbV0.128.02.51.913729.91756.34.80.424.736.22134.25.90.615.133.423019.11.720.741.2294模

2、拟蒸馏初馏点5%10%30%50%70%90%46132179315416513537（74%）143196346459538（63%）86238413537（49%）23大循环比是塔河稠油焦化加工技术的核心，其实质是降低加热炉联合进料中的沥青质含量。鉴于开工过程中装置无任何循环比的调节手段，在开工方案中设置了在装置变油后、升温前，即装置开工状态由闭路循环改开路后，在分馏塔32层打入罐区蜡油或开工焦炭塔循环蜡油，以达到降低加热炉联合进料中沥青质含量的目的，化解装置变油升温后到切换正常这一段时间的风险。实际开工过程中，鉴于常压塔拔出率低、装置闭路循环流程内还有大量的蜡油，加热炉联合进料中沥青质含

3、量还相对较低的情况，从常压切换原油到焦炭塔切换四通阀直至整个装置建立正常的生产流程都没有引入外来蜡油。从这一点来说，塔河焦化开工与其它常规焦化相比并无二样。24为了降低焦炭塔切换前高温重油在焦炭塔和甩油系统结焦的风险，切换焦炭塔四通时的加热炉出口温度在420之前，而常规焦化的切换温度一般为480左右。25为了保证焦炭塔在切换四通前甩净存油、同时确保甩油出装置温度不超标，开工方案设置将一组焦炭塔（A、B或C、D）在闭路循环阶段就同时投用，装置变油后，其中的一个塔就只出不进，该塔用于切换后的正常生产，塔内存油视情况可外甩或打回分馏塔补充开工循环蜡油。26常压和焦化闭路循环阶段，吸收稳定系统引入瓦斯

4、充压、三塔汽油循环待料。27装置并炉采用焦炭塔进料线直接进油、加热炉快速升温、焦炭塔内存油不外甩的方法，目的是防止甩油系统结焦。一般从焦炭塔进料到加热炉出口温度正常耗时约2030分钟。28为了最大限度地减缓焦化炉管的结焦速度，装置变油后即在焦化分馏塔底注入了专门针对塔河稠油研制的防焦剂，注入浓度为80100ppm（对加热炉进料）。3操作分析与条件摸索常压焦化装置自开工正常以来，分别经历了单炉生产、双炉满负荷生产和双炉低负荷生产等各个不同的阶段。摸索出不同工况下适宜的操作条件如下：31单炉生产受工艺流程和设备的影响，单炉生产时操作难度较大，主要体现在以下几个方面：3.1.1常压炉操作难度大 单炉

5、生产时，装置的加工量不到设计值的一半，从操作上反映出焦化蜡油和柴油等高温位热源明显不足，原油换热温度和换热终温偏低，分别为170180和280295，偏离设计值近30，从而使常压炉的负荷增大；特别是常压炉两分支流量分别依赖焦化两炉对流流量监控，单炉生产时为保证常压炉A、B两路进料不偏流，采取了焦化两炉对流都进料的方式，因此常压炉出口温差达3040，为了既保证需要的炉出口温度，又保证常压炉辐射分支温度375，操作上只能采取调火与调量相结合的办法进行调节，常压炉的操作难度大。3.1.2焦化分馏塔的操作波动大 由于分馏塔设计处理能力大，且没有设置顶循和柴油集油箱，单炉生产时，分馏塔汽液相负荷小，特别

6、是在焦炭塔预热时表现得尤为突出，顶循和柴油泵时有抽空现象，影响了整个装置的平稳操作。3.1.3电脱盐罐入口温度偏低且波动大 由于热源的相对减少及焦化操作周期性的波动，原油进电脱盐罐的温度一般为120130，而且波动较大，影响了脱盐效果。针对单炉生产存在的问题，操作上采取的主要措施是： a.减少中压蒸汽发生器的取热，以提高原油换热温度。b.常压炉出口温度按350355控制，可减少常压塔的拔出，以增加焦化分馏塔的汽相负荷，维持分馏塔的汽液相平衡，尽可能减少顶循泵和柴油泵的抽空。c.控制焦化生产炉与停产炉对流室分支流量偏差5t/h，尽可能为常压炉提供较好的操作条件。3.2双炉满负荷生产：双炉满负荷生

7、产条件较单炉宽容得多，而且各项主要的操作参数、物料平衡及产品质量分析都达到或接近设计水平，这说明通过调整后的操作条件是适宜的。不同工况下的适宜操作条件见表31。表31：常压焦化装置操作条件项 目单 位单炉生产适宜操作条件双炉生产适宜操作条件原油进闪蒸塔温度180210常压炉炉出口温度350355360常顶温度120130常顶压力MPa0.030.05常压塔底温度330350340350焦化炉辐射出口温度495焦化炉对流管出口温度290300310焦化生产炉分支进料量t/h28.030.0生产炉分支注汽量kg/h420150350+150焦碳塔顶压力 分馏塔塔顶压力0.100.12分馏塔顶温度1

8、20130110125分馏塔蒸发段温度383385分馏塔塔底温度368365循环比（对常底油）1.40.951.04生焦周期h24 3.3双炉低负荷生产受外界的影响，装置一度降量生产，负荷最低时只有设计负荷的一半，与单炉生产比较，常压炉的操作有所改善，其它操作条件与单炉生产相当。3.4电脱盐电脱盐装置作为原油脱盐、脱水装置，对于抑制装置设备腐蚀、防止炉管结焦、延长装置开工周期具有重要的意义。3.4.1电脱盐特点针对塔河劣质稠油的特性，电脱盐的设计在工艺上采用了三级脱盐、脱水技术，且三级脱盐罐的排水作为一级脱盐罐的注水，有利于破乳剂的重复利用，以提高破乳效果。在设备结构上电脱盐罐内电极组合件采用

9、了平流鼠笼式结构，即在电脱盐罐内部采用了分段多层偏心鼠笼式组合电极，电极组合件由3层横断面呈圆环形的电极组成，相邻两层电极之间形成环形空间，电极组合件中相邻两层电极之间的间距从顶部到底部逐渐由小增大。与其它电脱盐技术相比，该结构型式的电脱盐罐具有以下优点：a.由于电极组合件由23层横截面为圆环形的电极组成，所以可以形成多层环形电场，能最大限度地占据罐内的空间，使有效电场的空间增大，且可消除电场死角，使罐内电场利用率提高。 b.电极组合件中相邻二层电极之间的间距由顶部到底部逐渐增大，所形成的环形电场的电场强度由顶部到底部逐渐减弱，在横截面上电场强度的分布为“上强下弱”。在罐体内油料含水量较小的上

10、部区域电场强度大，油料含水量较大的下部区域电场强度较小，因此电场强度分布合理。此外，由于环形电场的电场强度由顶部到底部逐渐减弱，降低了电流，从而可以节省电耗。c.油水混合物料在电脱盐罐内水平流动，环形电场中下降的水滴沿油料流动方向呈水平抛物线轨迹下降，解决了老式脱盐罐存在的上升油流对下沉水滴的阻滞作用，可减轻油料与下降水滴之间的返混效应。3.4.2电脱盐效果经过对电脱盐装置的工业调试和多次对比、正交试验，筛选出较为适宜的操作条件（见表3-2）,原油电脱盐效果见表33：表32：常压焦化装置电脱盐操作条件：控制指标电脱盐操作条件单炉生产双炉生产电脱盐进料温度115145135140V1102A压力

11、1.40.850.95V1102B压力0.820.92V1102C压力0.800.90V1102ABC电压kv14/22/28/34/402834V1102ABC混合压降0.070.08V1102ABC油水界位根 2-31-2115140V1102ABC注水量12、10、515、10、5破乳剂注入量L/h200、250、300300、200、150PPm506090 表33：原油电脱盐分析时间单位重度脱前含盐脱后含盐脱盐率含盐5/10mg/l合格率kg/m3mg/l2004年12月数据区间914.5937.711.59561.8713.6544.288.429.17/66.67均值930.62

12、2.077.092005年1月912.5939.57.06149.92.4718.2412.897.334.48/75.86930.239.336.602005年2月925.4938.819.7654455.2766.2125.599.50/24929.9688.1824.172005年3月925.2938.979.83323.515.2185.723.498.20/0932.5648.4155.742005年4月926.6938.617.75426.71.69185.723.499.035.48/51.61933.7111.7027.772005年5月927.8943.229.26774.6

13、2.8814.2190.899.645.16/74.19936.1121.106.87 从以上数据可看出，塔河稠油含盐极不稳定，脱前含盐最低时只有7.06mg/l，最高达到了5445mg/l，而且含盐基本随着重度的增加大幅上升。4月份，洛阳工程公司来现场对电脱盐进行调试，操作上调整了各级的破乳剂注入量，使得脱后含盐显著降低，到5月份，脱后含盐基本能稳定控制在10mg/l以内。4.装置主要技术经济指标：4.1装置产品分布：常压-焦化装置作为一套试验型装置，开工投产六个多月以来，通过对操作的调整和优化以及对设备问题的处理，现已运行正常，特别是45月份，装置日均加工量分别达到了3787.5和3699

14、吨，已超过3600t/d的设计能力。45月份产品产率分布与设计值对比情况见表41。表41：物料平衡设计输入t原 油1136251146713600 t/d重整C5馏分222240加氢干气690688出直馏石脑油5.644.844.88直馏柴油21.9122.1116.6液化气2.893.082.80焦化汽油16.0916.5414.16焦化柴油28.4827.5627.45蜡油0.811.172.74甩油1.100.86焦炭18.5919.2224.31干气4.424.465.49加工损失0.170.40 从表41可看出，装置实际产品分布不管是轻收还是液收都要优于设计，特别是焦炭产率比设计要低

15、5个百分点以上，这主要是加工的原油比设计的低得多，从表33反映出开工以来，装置的原油重度在0.93左右，而装置是按重度大于0.96的重质原油设计的；装置一直贯彻大循环比的设计原则，因此蜡油产率比设计值低出1.5个百分点以上。4.2产品质量 装置主要产品典型分析数据见表42 表42：主要产品典型分析数据分析项目10KK全馏常顶油88.5122146.5160.597.5稳定汽油3765.5126.5180.519997.395%常一线油176182200.5223.5231245常二线油224265298.5345356364179.5237292334.5343.5350焦 炭 挥发份：811

16、 灰份：0.22 硫：3.84.04.3装置能耗常压焦化装置能耗与设计值比较见表43:组成燃料气电循环水新鲜水除氧水1.0Mpa蒸汽3.5Mpa蒸汽热输出能耗kg/tkwh/tt/t104kcl/t05年4月29.0622.885.780.026-0.092410.2026047.1205年5月29.0322.675.720.1478-0.063420.1976548.7331.6728.35.400.2670.107-0.1740.147-1.45339.0注：燃料气热值按950104kcl/kg考虑。装置能耗高出设计值89个单位，主要原因是装置自产3.5MPa蒸汽与原油换热矛盾，为保证原油

17、换热终温，以降低常压炉的负荷，装置遵循了少产汽、多换热的原则，造成过热蒸汽炉出口温度超过550，为保护炉管，被迫将装置自产3.5MPa蒸汽在炉出口放空，同时补充一部分1.0MPa蒸汽，蒸汽总排放量超过8t/h，对能耗的影响在6个单位以上。另外，3月份以后气温上升，停用采暖水热输出。5.遗留问题与改进措施装置开工以来，在调整操作和优化生产的同时，发现了不少暂时还不能解决的问题，主要遗留问题及建议如下： 1） 焦化分馏塔无顶循和柴油集油箱。装置低负荷生产或焦炭塔预热及处理时，柴油泵和顶循泵时常抽空。鉴于焦化汽油和柴油混合加氢，不存在汽、柴油的分离精度要求，因此，可以考虑在检修时增设顶循和柴油集油箱

18、。2） 按目前流程，装置在单炉生产时常压炉两路流量与出口温度难以兼顾。需在焦化炉对流出口增设流控措施。3）装置自产3.5MPa蒸汽与原油换热矛盾，装置能耗高。可将焦化炉过热蒸汽管的位置适当上移。4）焦化炉烟气入余热回收器温度可高达450，排烟温度达210以上。应适当增加对流取热，减轻常压炉的负荷，提高焦化炉效率。5）电脱盐罐无压控阀，只能依靠调节电脱盐罐出口手阀的开度来调节其压力。可将电脱盐罐前压控阀移位至电脱盐罐后。6）装置配氨措施不完善，氨水配置时人工劳动强度大、不安全、氨水配置浓度不稳定、氨水浪费大。应在系统建立液氨站（或化工库），统一供应。7）装置含硫污水措施不完善。设计污水出装置泵出

19、口一路去脱硫、另一路作富气洗涤用水。由于吸收稳定背压较高，而去硫磺装置背压很低，两路流量不好控制，操作波动时易造成污水罐V1003液位装高而引发安全事故。应将含硫污水罐V1003由常压容器改压力容器，并增设一条泵出口单独去硫磺装置的专线，同时增设流量孔板和液位控制阀。8）装置循环比在1.0左右，现影响加热炉炉管结焦的因素已得到有效的制约，因此，应在确保加热炉长周期运行的前提下探索降低装置循环比的可能，使装置在更加经济的条件下运行。6结论塔河劣质稠油改造项目常压焦化装置开工正常已有半年多了，尽管还有一些需要改进的地方，但无论是装置实际加工能力、产品分布、特别是开工周期，均以达到甚至超过了预期的目标，受各种因素的影响，装置至今没有进行技术标定，但半年多的生产运行情况表明它所采用的工艺技术适应塔河劣质稠油的加工。中石化总部交办的3个课题除0.96的重质稠油脱盐工作因原料原因没有加工外，避免弹丸焦的生成和加热炉生产长周期都得到了很好的解决。塔河稠油常压焦化装置的开工正常，对于我国加工高沥青质、高含盐、高酸值的重质原油有着极其重要的意义。