我厂建厂较久, 设备老化, 随着开采的发展, 油气储存量越来越少, 组分也发生巨大变化, 伴生气不能满足装置设计要求;经过长时间的实际操作, 发现当初设计参数部分已经不适合现有气质气量, 各分馏塔长时间在高负荷下连续运行, 通过观察分馏塔的冷热负荷比较大, 应采取有效手段对其进行优化, 使资源有效利用。
1 现状调查
经过对中控室一期装置DCS操作系统的观察, 乙烷塔回流量7.8T/H左右, 装置正常情况下塔底温度调节阀开度在30%~42%之间, 丙烷塔的回流量在7.5T/H左右, 底温调节阀的开度维持在30%~50%左右;丁烷塔的回流量在8T/H左右, 底温调节阀的开度维持在40%~65%左右, 可见波动非常大。
干燥塔加热冷吹切换时导热油温度波动很大, 大幅波很容易造成产品质量不合格。
干燥塔延时现象非常明显, 有时长达两个小时, 露点温度由~91.8℃降至~50.3℃, 极易造成冷箱冻堵, 存在较大安全隐患。
2 原因分析
2.1 回流较大
三气厂各精馏塔是通过固定回流量和灵敏板温度控制塔参数的, 经计算乙烷塔回流比为6.56, 丙烷塔为5.03, 丁烷塔为5.12。
2.2 塔底温度调节阀开度过大
因为回流量设定较大, 各个分馏塔只能加大热负荷才能满足工艺条件, 避免轻组分进入下一个塔造成超压放空现象, 巨大的热负荷造成了热油供给不足, 干燥塔加热延时现象。
3 制定对策
3.1 降低回流量, 减少精馏塔冷负荷
回流比越小, 则净功耗越小, 为此, 应在可能条件下减小操作的回流比。据报道, 曾对70个不同的烃类精馏塔统计计算, 最优回流比R都在最小回流的1.11~1.24之间, 回流比和产品纯度密切相关, 为确保得到纯度合格的产品, 设计时有一定的回流余量, 余量越大, 能耗越高, 只要降低回流量, 即可降低塔底重沸器能耗。
3.2 减小塔底温度调节阀开度, 降低塔底热负荷
观察分馏塔参数与客观环境、上游工艺点变化的关系, 并进行间断试验, 适当降低塔底导热油温度和回流量, 注意必须保证不影响装置平稳运行, 通过记录的原始数据进行初步对比:
3.2.1保证丙烷塔顶部底部温度在正常范围情况下, 把回流设定值从7.5t/h降至5.5t/h, 调节灵敏板温度设定值从103.5℃降至98℃, 观察丙烷组分在线分析QE0411中C2H6、C3H8、IC4H10、n C4H10含量, 参数如下:
3.2.2保证丁烷塔顶部底部温度在正常范围情况下, 把回流设定值从8.0t/h降至6t/h, 因TICA0415自动调节波动大, 手动调节开度60%至34%, 观察丙烷组分在线分析QE0411中C2H6、C3H8、IC4H10、n C4H10含量, 参数如下:
结论:降低丙烷塔和丁烷塔冷热负荷, 记录在线分析丙烷和丁烷组分, 发现没有明显变化, 经取样化验丙烷丁烷均合格, 证明以上方法可行有效。
4 实施效果
4.1丙烷塔回流量降至5.5t/h, 灵敏板温度降至98℃;丁烷塔回流量降至6t/h, 灵敏板调节阀开度降至34%, 节约了大量导热油, 导热油调节阀开度也由原来的60%降至了54%左右, 降低了精馏塔的冷热负荷, 避免了导热油系统的大幅度波动造成精馏塔系统的波动, 优化精馏塔参数, 提高了产品收率。
4.2通过降低分馏塔冷热负荷, 避免了干燥塔延时现象
为了巩固效果, 把丙烷塔回流量设定为5.5t/h, 灵敏板温度调节阀设定在98℃, 丁烷塔回流量设定在6t/h, 丁烷塔灵敏板温度设定在88℃, 干燥塔加热冷吹切换时热油温度波动较大, 及时根据来气量气质变化进行调节, 保证产品质量同时尽量降低塔冷热负荷;调节干燥塔再生气量, 避免干燥塔延时现象。