1 前 言 南阳石蜡精细化工厂润滑油糠醛精制装置，设计处理能力为100．8 kt/a，1997年9月建成投产。虽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、过程控制及管线布置等方面存在着一些缺陷，造成装置生产波动大、操作弹性小、能耗高、安全系数低、经济效益差，使装置自身存在的优势得不到充分发挥，还制约了石蜡——润滑油生产系统的效益。为此，依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验，在过去的几年中进行了4次优化改造，问题逐一得到了解决，运行的总体经济效益大幅度提高。 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、重油料切换生产。 （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生产操作经验，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模拟程序进行工艺流程模拟，优化操作条件。 （6）部分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，屏幕显示直观清晰、调节方便、操作稳定，而且具有记忆、报警、打印等功能，实现了自动控制水平的升级。3 装置设计中存在的不足 3．1 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；部分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DN 300 mm和DN 350mm的管线，流程长，散热损失大，非常容易形成液体积聚，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，从而形成了蒸发效果时好时坏，蒸发率低。 3．2 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生产方案，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。在装置试车过程中，初期抽出油汽提塔的塔底温度只能达到120～130℃，曾经采取抽出油系统部分循环的办法增大抽出油的循环量，才使该塔底温达到145～155℃，外送抽出油携带溶剂量高达2％～3％，造成大量的溶剂损失，装置开工仅40 d就被迫停工进行技术改造。 3．3 汽包和蒸汽发生器安装位置不合理 由于汽包和蒸汽发生器的位置设计得太低，一、二、三效蒸发塔糠醛溶剂进入干燥塔前设计有约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、对蒸发不利的局面，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1 000 kg／h，可是，实际发汽量有时高达1 450 kg／h，经常出现低压蒸汽带水现象，不能满足日常生产需要。 3．4 精制液加热炉设计负荷不足 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178～181℃，而实际达到的入炉温度只有152～154℃；加热炉的设计负荷为620 kW，实际负荷却达到了755kW，形成加热炉超负荷操作。因此，经常出现供风量不足，燃烧不完全，加热炉回火等现象，造成操作波动。 3．5 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分离的关键设施。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。平均每天要外送两次携带油，约1．0～1．2 t，既给操作带来了很多麻烦，又降低了精制油收率。 3．6 抽提塔中段循环液水冷器结蜡 我国大部分润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联合使用，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，而从水冷器出来的温度仅为45～50℃。造成石蜡结晶析出附着在换热器管束的表面上，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作。4 改进措施 4．1 优化换热流程，提高一、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0．06 MPa降到0．02 MPa，其传热温差由4℃提高到12℃，汽化点提前，换热效果大大提高；三效蒸发糠醛蒸气与抽出液换热器的换热面积由20 m更换为110 m2；把闪蒸塔顶气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15 m2更换为70 m2；使一效蒸发塔的蒸发率从试车时的8％提高到30．2％。把二效蒸发塔进料改进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DN 350 mm改为DN 100 mm，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15 t，使溶剂周转的周期缩短。 4．2 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40 m2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2．37％增加到2．83％。 4．3 改进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6 m，三效蒸发塔压力控制调节阀从地面上移至11 m平台，消除了高约10 m的“U”型弯。把汽包（Φ1000mm×2 484 mm×10 mm）扩容为Φ1000 mm×5 000 mm×l0 mm。把一、二、三效蒸发塔糠醛溶剂进干燥塔的管线由一路分成3路，减小管路压降。同时，将部分一效蒸发塔回收的溶剂改进干燥塔的第12层塔盘，便于在开工初期或一效蒸发含水时，使其得到干燥，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2 m，消除了“U”型弯。 4．4 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，对炉管进行了扩径，扩大了传热面积。改造后的加热炉为提高热效率，增设了对流室。改造后的加热炉热负荷达到1 200 kW。炉出口转油线由DN 100 mm扩大到DN l50mm，并把炉出口管线架高，消除了高约4 m的大“U”型弯，提高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。 4．5 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2．5％。精馏段气相负荷大，气速太高；汽提段液流强度大，从而导致塔顶携带。通过改造，把精馏段的开孔率增大到5．7％，汽提段的开孔率增大到3．0％，携带油的外送量从每天2次下降到每周1～2次，使问题得到了根本的解决。 4．6 中段循环液水冷器更换为内插物换热器 为了解决水冷器结蜡问题选用内插物换热器，同时换热面积从70 m2增大到160 m2，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，操作弹性增大了，平稳率明显提高，装置处理能力由设计的100．8 kt／a提高到125 kt／a，处理能力提高约25％。 （2）抽提系统的操作环境得到了改善，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83．1％提高到2001年的85．4％，提高了2．3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2％～3％下降到0．05％以下，单位溶剂消耗从1998年的2．78 kg／t下降到2001年的1．34 kg／t；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758．52 MJ（比1997年下降了62．6％），月能耗最低为每吨原料643．75 MJ。表1为1997～2001年单位加工能耗对比。 表1 单位加工能耗对比6 结 论 （1）糠醛干燥塔的设计布置应靠近换冷平台和抽提塔，使糠醛溶剂入塔进料管线尽可能地短，以减少管路压降和热损失。 （2）蒸汽发生器、汽包的设计位置应按照干燥塔糠醛溶剂进料口的位置向上逆推，按照气相冷凝液体自流的原则布置，尽可能地改善液体流动状态，加大换热温差。 （3）三效蒸发塔应按照二效、一效、三效的顺序，自下而上布置，便于三效蒸发塔向闪蒸塔的自压流动，降低三效蒸发溶剂的过热度，实现低炉温操作，减小糠醛生焦量。 （4）应该避免“U”弯的设置，以减少背压温差损失，提高换热器的传热系数，使换热回收量和换热回收蒸发溶剂蒸发率增加，提高多效蒸发的效果，降低能耗。 （5）经几次改造后，处理能力可提高25％左右，精制油收率提高2．3个百分点，能耗下降62．6％。
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