气分装置节能降耗综合探究

气分装置节能降耗综合探究
李强王力锋
（气分MTBE车间）
1 前言
随着全球经济一体化和世界经济的迅速发展，资源已是全人类共同关心的重要问题和面临的严峻挑战。

节约能源，降本增效，是一项长期而紧迫的战略任务，也是未来可持续发展的必然选择。

气分装置工艺流程虽然简单，但是降低装置能耗已然是目前国内同类装置面临的一个共同课题。

根据玉门油田分公司对全厂的规划要求，将原50万吨/年催化裂化装置加工能力改为80万吨/年，改造后的催化裂化装置要多产液化气和丙烯，液化气收率不低于17%，而原有气体分馏装置已经处理不了改造后的催化装置所产液化气量，因此炼油化工总厂从2005年5月破土动工，到2006年7月建成投产15万吨/年气分装置，其主要作用是将催化装置来的液化气分离出聚合级丙烯，分离后的混合C
作为MTBE装置的原料。

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2 装置概况和工艺流程以及用能现状
2.1装置概况
本装置按三塔常规流程设计：即脱丙烷塔、脱乙烷塔和丙烯塔装置采用的是三塔流程，如图1，其中脱丙烷塔、脱乙烷塔和丙烯塔的塔盘均为ADV高效浮阀塔板。

原料为来自催化裂化装置所产经脱硫及硫醇后液化气，其中要求总硫含量小于等于20ppm(wt)，不含游离水。

热源为催化热水，仪表采用DCS控制系统，装置年开工时数按8400小时计。

图1 气体分馏三塔流程示意图
2.2工艺流程
经脱除硫化氢和硫醇的催化液化气经凝聚脱水器（D-8105）将游离水脱去后进入装置的原料缓冲罐（D-8101），液化气通过脱丙烷塔进料泵（P-8101）从D-8101抽出，与原料-碳四换热器（E-8108）换热后，再经脱丙烷塔进料加热器（E-8101）加热，以泡点状态进入脱丙烷塔（C-8101），E-8101热源为催化热水。

脱丙烷塔为69层ADV高效浮阀塔板，压力控制在2.0Mpa。

塔顶蒸出的碳二、碳三馏分经脱丙烷塔顶冷凝器（E-8111）冷凝后进入脱丙烷塔顶回流罐（D-8102），冷凝液自脱丙烷塔顶回流罐抽出，一部分用脱丙烷塔顶回流泵（P-8102）抽出送入塔顶第69层塔板上作为塔顶回流，另一部分用脱乙烷塔进料泵（P-8103）抽出，送入脱乙烷塔（C-8102）作为进料。

脱丙烷塔底用塔底重沸器（E-8102）加热，热源为催化热水。

塔底碳四、碳五馏分经原料-碳四换热器（E-8108）与原料液化气换热后再经碳四馏分冷却器（E-8109）冷却后出装置。

脱乙烷塔为57层ADV高效浮阀塔板，压力控制在3.0Mpa。

塔顶蒸出的碳二、碳三馏分经脱乙烷塔顶冷凝器（E-8105）部分冷凝冷却后进入脱乙烷塔回流罐（D-8103），未冷凝的气体主要是乙烷和部分丙烯、丙烷，由回流罐上部经压控
阀放至催化气压机出口回收丙烯，也可进入高压瓦斯管网。

冷凝液从脱乙烷塔顶回流罐用脱乙烷塔回流泵（P-8104）抽出送入塔顶57层塔板上作回流。

脱乙烷塔底用塔底重沸器（E-8103）加热，热源为催化热水。

脱乙烷塔底的丙烯-丙烷馏分自压进入丙烯塔Ⅰ（C-8103）作为进料。

由于丙烯塔的总塔板数为200层ADV高效浮阀塔板，故分为丙烯塔Ⅰ和丙烯塔Ⅱ（C-8104），两塔串联操作。

丙烯塔Ⅰ顶部气体通过管线引至丙烯塔Ⅱ底部最下层塔板下作为上升气相，丙烯塔Ⅱ塔釜液相通过丙烯塔中间泵（P-8107）送入丙烯塔Ⅰ顶部第一层塔板上作为液相内回流。

丙烯塔Ⅱ顶压力控制在 2.0Mpa，塔顶蒸出的丙烯经丙烯塔顶冷凝器（E-8112）冷凝后进入丙烯塔顶回流罐（D-8104），凝液为纯度≥99.6%（mol）的精丙烯产品，一部分冷凝液用丙烯塔顶回流泵（P-8106）抽出送入丙烯塔Ⅱ顶100层塔板上作回流，另一部分经丙烯产品泵（P-8108）抽出再经丙烯产品冷却器（E-8106）冷至40℃后送至丙烯贮罐。

丙烯塔Ⅰ塔釜的丙烷馏分经丙烷冷却器（E-8107）冷却至40℃后，用丙烷馏分泵（P-8105）抽出送至罐区。

丙烯塔Ⅰ底用塔底重沸器（E-8104）加热，热源为催化热水。

2.3 置耗能现状
表1 装置设计能耗表
3 节能方案
中国石油玉门油田分公司炼油化工总厂2006年7月建成投产15万吨/年气分装置在技术改造和生产运行中，充分考虑装置到节能降耗问题，已通过采用
ADV高效浮阀塔盘、充分利用装置内部热源给原料液态烃换热、丙烯塔和脱乙烷
塔与催化装置进行热联合等措施，有效降低了装置能耗。

下面将对气分装置在技
术改造和生产运营方面的节能降耗措施进行探讨。

3.1脱丙烷塔、乙烷塔和丙烯塔降压及工艺指标的优化
3.1.1脱丙烷塔、乙烷塔和丙烯塔降压
2006年7月建成投产15万吨/年气分装置的设计操作条件如表二所示，据
柴昕，郭榜立，王明东[1]对中国石化洛阳分公司二套联合气体分馏装置所作的降
压实验，可以得出，保证产品质量和装置加工量，在实际生产中，将塔压控制在
适宜范围内。

根据塔压力对塔顶、底热负荷的影响关系，一般脱丙烷塔的压力控
制在1.45～1.75Mpa。

表2 气分装置的设计操作条件
Ⅰ
塔顶压力（Mpa） 1.90 2.90 1.96 1.90
塔顶温度（℃49.3 51.7 50.1 48.3
塔底压力（Mpa） 1.95 2.95 2.02 1.96
塔底温度（℃）107.3 70.4 58.9 50.1
回流比 3.3 85.3 / 19.7 实验如下，2008年6月，气体分馏装置扩能改造开工投产，按设计条件试
运行，同年12月进行负荷标定，装置试运行和标定的能耗分别是设计值的1.09
倍和1.05倍，低负荷生产下能耗较高，对此，为充分利用气体分馏装置塔顶冷
凝器负荷大的优势，降低塔顶回流温度，从而实现精馏塔的降压操作，在保证安
全生产的前提下，2009年初，先后6次对精馏塔操作参数进行调整，使塔一、
塔二、塔三的塔操作压力分别降低了0.3Mpa、0.3MPa和0.4Mpa，达到了降低装
置能耗的目的，实施降压操作后，由于各组分(C
3～C
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)相对挥发度增大，降低了
达到相同产品分离要求所需的回流比，从而降低了装置单位能耗。

尤其是脱丙烷塔，塔顶冷凝器的循环水，塔底再沸器的蒸汽都显著节约。

但是，随着精馏塔操作压力的进一步降低，装置的实际加工能力就有明显下降。

表3 降压试验数据表
项目设计值 1 2 3 4 5 6
塔顶压力（g）/Mpa 1.85 1.65 1.45 1.4 1.32 1.28 1.25 塔顶温度/℃50 45 39 38 37 35 34
回流温度/℃47 42 35 32 30 28 27
回流比 2.6 2.6 2.3 2.2 2.1 2.0 1.9 由此可见，玉门炼油化工总厂年处理能力为15万吨的气分装置，完全按照
建成投产时的设计操作条件去运行，显然能耗是比较大的，所以在保证产品质量和装置加工量，需要对其作进一步降压试验，以保证生产运行能控制在一个合理降低能耗的操作压力下。

3.1.2工艺指标的优化
在降压操作基础上，考虑环境温度变化对循环水温度的影响，结合玉门当地夏季高温冬季严寒的实际地域性气候条件，在搞好平稳操作和满足产品质量要求下，对气体分馏装置脱丙烷塔、脱乙烷塔、精丙烯塔工艺指标进行优化，可以设计两套工艺操作指标，一般情况下，冬季循环水温度低，操作执行冬季工艺指标，夏季温度较高原执行夏季工艺指标，两套工艺指标可在气分装置50%～100%加工量条件下使用。

实际生产中，还可依据具体情况对各塔分别执行各套工艺指标。

这样，既利用环境温度变化对循环水温度的影响，又提高操作平稳率，与设计值相比，装置能耗明显降低。

由于玉门市冬季严寒的气候特征，可以把塔顶的水冷器改为配合有空冷器的双冷却方式进行冷却，空冷器满足相变需要,水冷器满足降温要求,二者相辅相成。

环境温度低时,空冷器发挥散热面积大、热交换充分的优势（无需启用风机）,循环水温度低,仅需少量循环水,此时塔顶能耗最低,装置运行成本较低。

环境温度高时,可启用风机,使用喷淋软水,同时水冷器也可以供应大量循环水,来满足相变及降温要求。

3.2优化换热流程，合理利用热量
气分装置脱丙烷塔底混合碳四温度为(101～103)℃，流量相当于进料量的50％，经过冷却后送出装置，有很大一部分热量损失掉，同时也要耗费大量循环水。

气分装置在2006年扩能改造时新增了混合碳四与原料换热器E-8108，用来加热原料液态烃，将原料烃由30℃升高到50℃。

从E-8108出来的原料烃再经E-8101与脱丙烷塔底凝结水换热，温度提高到67℃以上，达到泡点进料的状态，停用了原蒸汽换热流程，节约了大量蒸汽。

将中国石油玉门炼化二催装置低温位热水引人气分装置丙烯塔重沸器，当低温位水热量不够时，经蒸汽加热器补人生产蒸汽，从E-8103、E-8104出来的低温热水回至催化装置作为冷却介质，取热后循环使用。

二催顶循热油一般温度在200℃左右，显然比二催化所提供的热水的温位高，如果经过流程改造，把二催化顶循热油用于三塔的塔底再沸器的热源，则既
可省去热水的流程，亦可减少蒸汽的用量，从而大大降低了能耗。

但存在的问题是，因催化加工的原料性质、产品分布等原因，顶循量一直不大，不能完全取代脱丙烷塔底0.3MPa蒸汽热源。

而且，随着加工量的提高，蒸汽使用量逐渐增加。

为此，在保证粗汽干点、柴油质量的情况下，不断优化分馏塔操作，使顶循油量不断提高与稳定是减少蒸汽用量的最有效途径。

3.3进料位置的优化
气分装置各塔均为精馏塔，进料口设置相对较多，目的是便于根据原料组分轻重、原料量的变化而改变进料位置，提高分离效果及塔板效率。

而催化所提供的液态烃原料，往往存在组分上的巨大差异，为此可以在三个精馏塔的各个进料层上都装有自动调节阀，主操则很容易根据来料的组分差异而选择进料的位置。

又利用模拟软件对装置进行优化,在不影响丙烯质量的前提下,提高丙烯塔进料位置,丙烯收率增加1%。

每小时原产丙烯2.5吨,进料位置变化后,每小时丙烯产量达到2.52吨 ,提高装置经济效益[1]。

3.4调整各塔回流量
气分装置实际运行过程中，处理量和原料质量变化频繁，当装置提降加工量及原料组分变化较大时，由操作人员根据处理量、原料组成及经验对各塔回流量给出调节值，从而防止回流量过大，造成能耗升高。

各塔回流量与处理量的经验[2]关系见表4。

表4 气分装置各塔回流量与处理量的关系表
500 550 600 650 700 750 800
塔一回流量60 62 63 65 68 70 75
塔二回流量30 30 30 30 30 30 30
塔三回流量240 245 255 280 300 330 350
图2 气分装置各塔回流量与处理量的关系图
由图2可以看出，在产品质量不变的情况下，处理量与脱丙烷塔和丙烯塔回流量成正比，脱乙烷塔因为原料中
C含量低，回流量没有明显变化。

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4 结语
玉门炼油化工总厂气体分馏装置在技术改造和生产运行中，充分考虑装置到节能降耗问题，已通过采用ADV高效浮阀塔盘、充分利用装置内部热源给原料液态烃换热、丙烯塔和脱乙烷塔与催化装置进行热联合等措施，有效降低了装置能耗。

文章又在技术改造和生产运营方面对节能降耗措施进行了探讨。

（1）脱丙烷塔、乙烷塔和丙烯塔降压及工艺指标的优化
（2）优化换热流程，合理利用热量
（3）进料位置的优化
（4）调整各塔回流量
通过技术改造和操作人员的合理操作达到节能降耗的目的。

5 参考文献
[1]柴昕.气体分馏装置节能降耗技术分析．中外能源，2010,15（65-68）．
[2]张振秀．气体分馏装置节能措施的应用．工业催化，2009，17（397-399）．。