1 前 言 　　南陽石蠟精細化工廠潤滑油糠醛精制裝置，設計處理能力為100．8 kt/a，1997年9月建成投產。雖然糠醛精制裝置在設計中采用了先進的設備和儀表，但是由于在工藝流程和設備、過程控制及管線布置等方面存在著一些缺陷，造成裝置生產波動大、操作彈性小、能耗高、安全系數低、經濟效益差，使裝置自身存在的優勢得不到充分發揮，還制約了石蠟——潤滑油生產系統的效益。為此，依據糠醛精制裝置的現狀，針對設計中存在的問題，參考其它單位同類裝置改造的經驗，在過去的幾年中進行了4次優化改造，問題逐一得到了解決，運行的總體經濟效益大幅度提高。 　　2 糠醛裝置設計的主要特點 　　（1）裝置設計加工輕油和重油兩種原料。常四線、減二線、減三線油合稱為輕油，減四線及輕脫瀝青油合稱為重油。輕、重油料切換生產。 　　（2）抽提塔為新型高效填料塔，采用由清華大學開發的QH-1型填料及由洛陽石油化工工程公司設計的進料分布器。 　　（3）抽出液溶劑回收系統采用低—中—高三效蒸發流程，充分回收溶劑熱量，回收加熱爐的熱負荷僅為兩效蒸發流程的67%，可較好地節能。 　　（4）吸收國內同類先進裝置的生產操作經驗，在溶劑回收系統增加了精制液和抽出液閃蒸塔，以減少溶劑回收系統的負荷，降低能耗。 　　（5）采用PROCESS模擬程序進行工藝流程模擬，優化操作條件。 　　（6）部分冷換設備采用螺紋管、內插物等高效傳熱設備，可強化傳熱，減少換熱沒備，節省投資，并適應工況變化。 　　（7）自動控制系統采用美國ABB公司的DCS集散控制系統，屏幕顯示直觀清晰、調節方便、操作穩定，而且具有記憶、報警、打印等功能，實現了自動控制水平的升級。 3 裝置設計中存在的不足 　　3．1 一效蒸發塔蒸發率低 　　主要問題是：把抽出液加熱爐的對流室作為一效蒸發塔進料的最后加熱措施；一效蒸發塔進料流程在加熱爐的對流室前后有2個大型的“U”型彎；部分換熱器在計算中傳熱系數取值太高。由于用對流室加熱時，熱穩定性較差，再加上對流室前后的2個大“U”彎分別為DN 300 mm和DN 350mm的管線，流程長，散熱損失大，非常容易形成液體積聚，抽出液在換熱器中的壓降增大。而在換熱器中，溶劑實際上是在高于蒸發塔的壓力下蒸發的，它所構成的背壓溫差損失會增大，從而形成了蒸發效果時好時壞，蒸發率低。 　　3．2 抽出油溶劑超標 　　由于南陽石蠟精細化工廠的糠醛裝置設計為正序生產方案，抽出油的收率只有15％左右，所以進入抽出油閃蒸、汽提塔的物料很少。在裝置試車過程中，初期抽出油汽提塔的塔底溫度只能達到120～130℃，曾經采取抽出油系統部分循環的辦法增大抽出油的循環量，才使該塔底溫達到145～155℃，外送抽出油攜帶溶劑量高達2％～3％，造成大量的溶劑損失，裝置開工僅40 d就被迫停工進行技術改造。 　　3．3 汽包和蒸汽發生器安裝位置不合理 　　由于汽包和蒸汽發生器的位置設計得太低，一、二、三效蒸發塔糠醛溶劑進入干燥塔前設計有約10m的大“U”型彎，且3個蒸發塔共用一條入塔線，當三效蒸發塔的壓力控制閥動作時，會嚴重影響一、二效蒸發塔蒸發量的大小，形成了流程長、壓降大、背壓溫差損失大、對蒸發不利的局面，導致換熱回收溶劑的百分數達不到設計要求。另外，汽包設計的負荷太小，設計發汽量僅為1 000 kg／h，可是，實際發汽量有時高達1 450 kg／h，經常出現低壓蒸汽帶水現象，不能滿足日常生產需要。 　　3．4 精制液加熱爐設計負荷不足 　　由于精制液加熱爐入爐前的換熱器在設計中所取數據偏高，理論計算的入爐溫度為178～181℃，而實際達到的入爐溫度只有152～154℃；加熱爐的設計負荷為620 kW，實際負荷卻達到了755kW，形成加熱爐超負荷操作。因此，經常出現供風量不足，燃燒不完全，加熱爐回火等現象，造成操作波動。 　　3．5 精制液汽提塔塔頂攜帶精制油 　　精制液汽提塔是精制油與糠醛溶劑分離的關鍵設施。由于汽提塔設計的篩板開孔率太小，導致汽提塔塔頂的氣相負荷太大，造成汽提塔塔頂攜帶精制油。平均每天要外送兩次攜帶油，約1．0～1．2 t，既給操作帶來了很多麻煩，又降低了精制油收率。 　　3．6 抽提塔中段循環液水冷器結蠟 　　我國大部分潤滑油糠醛裝置抽提塔的中段循環冷卻系統是水冷器和空冷器聯合使用，而南陽石蠟精細化工廠的糠醛裝置在設計中僅選用了水冷器，所加工的原料又是高含蠟量的石蠟基原料，從抽提塔抽出進入水冷器的溫度一般在90℃左右，而從水冷器出來的溫度僅為45～50℃。造成石蠟結晶析出附著在換熱器管束的表面上，使換熱器的傳熱系數大大降低，導致中段循環液的溫度降不下來。通常需要把循環水停下來，升溫化蠟后，再緩慢投入使用，嚴重影響了抽提塔的平穩操作。 4 改進措施 　　4．1 優化換熱流程，提高一、二效蒸發率 　　為消除二效糠醛蒸氣與抽出液換熱器的傳熱限制因素，把抽出液加熱爐對流室撤出一效蒸發進料換熱系統，使抽出液與二效蒸發的糠醛蒸氣換熱后直接進入一效蒸發塔；二效糠醛蒸氣與抽出液換熱器出口壓力由0．06 MPa降到0．02 MPa，其傳熱溫差由4℃提高到12℃，汽化點提前，換熱效果大大提高；三效蒸發糠醛蒸氣與抽出液換熱器的換熱面積由20 m更換為110 m2；把閃蒸塔頂氣水冷器改造為換熱器，充分利用熱源，讓閃蒸塔頂氣和一效蒸發塔進料換熱，換熱面積由15 m2更換為70 m2；使一效蒸發塔的蒸發率從試車時的8％提高到30．2％。把二效蒸發塔進料改進抽出液加熱爐對流室，將對流管由4路并聯改為串聯，進出口管線由DN 350 mm改為DN 100 mm，作為二效蒸發塔進料的第一個補熱措施；消除了一效、二效、三效蒸發塔進料和對流室出口管線上存在的4個大“U”彎，改為高架管線，減小了管路壓降，同時，系統內糠醛溶劑的藏量減少了約15 t，使溶劑周轉的周期縮短。 　　4．2 抽出油汽提塔底增設再沸器 　　新增1臺塔底抽出油循環泵和1臺40 m2的塔底抽出油循環加熱器，把精制液汽提塔塔底的精制油作為加熱的熱源。抽出油循環的人口設置在第23層塔盤，第23和第24層塔盤開孔率從2．37％增加到2．83％。 　　4．3 改進汽包和蒸汽發生器的布置，減小壓降 　　將汽包和3臺蒸汽發生器整體上移6 m，三效蒸發塔壓力控制調節閥從地面上移至11 m平臺，消除了高約10 m的“U”型彎。把汽包（Φ1000mm×2 484 mm×10 mm）擴容為Φ1000 mm×5 000 mm×l0 mm。把一、二、三效蒸發塔糠醛溶劑進干燥塔的管線由一路分成3路，減小管路壓降。同時，將部分一效蒸發塔回收的溶劑改進干燥塔的第12層塔盤，便于在開工初期或一效蒸發含水時，使其得到干燥，有效地控制了干糠醛含水。把一、二效蒸發塔糠醛溶劑入塔口重新設置，比原設計的入塔口位置下降了2 m，消除了“U”型彎。 　　4．4 精制液加熱爐改造 　　利用該廠老常壓裝置閑置下來的加熱爐爐體及原精制液加熱爐的燃燒器，重新設計爐管，對爐管進行了擴徑，擴大了傳熱面積。改造后的加熱爐為提高熱效率，增設了對流室。改造后的加熱爐熱負荷達到1 200 kW。爐出口轉油線由DN 100 mm擴大到DN l50mm，并把爐出口管線架高，消除了高約4 m的大“U”型彎，提高了糠醛溶劑在精制液加熱爐出口的汽化率。另外加熱爐爐壁采用陶纖內襯，減少散熱損失。 　　4．5 精制液汽提塔塔盤改造 　　通過工藝計算發現精制液汽提塔塔盤的開孔率太小，精餾段的開孔率為3％，汽提段的開孔率為2．5％。精餾段氣相負荷大，氣速太高；汽提段液流強度大，從而導致塔頂攜帶。通過改造，把精餾段的開孔率增大到5．7％，汽提段的開孔率增大到3．0％，攜帶油的外送量從每天2次下降到每周1～2次，使問題得到了根本的解決。 　　4．6 中段循環液水冷器更換為內插物換熱器 　　為了解決水冷器結蠟問題選用內插物換熱器，同時換熱面積從70 m2增大到160 m2，并調換管殼程介質，中段循環液走管程，改善流動性能，有效地防止了結蠟。 5 改造后的效果 　　（1）通過優化和改造，操作彈性增大了，平穩率明顯提高，裝置處理能力由設計的100．8 kt／a提高到125 kt／a，處理能力提高約25％。 　　（2）抽提系統的操作環境得到了改善，溫度梯度均勻，填料層之間的溫度梯度可達20℃，抽提效果良好，精制油收率從1998年的83．1％提高到2001年的85．4％，提高了2．3個百分點。 　　（3）糠醛消耗量降低，抽出油含糠醛的量從試車時的2％～3％下降到0．05％以下，單位溶劑消耗從1998年的2．78 kg／t下降到2001年的1．34 kg／t；環保指標得到了改善，外排污水實現了達標。 　　（4）糠醛裝置的能耗逐年下降，2002年前10個月裝置綜合能耗僅為每噸原料758．52 MJ（比1997年下降了62．6％），月能耗最低為每噸原料643．75 MJ。表1為1997～2001年單位加工能耗對比。 　　表1 單位加工能耗對比 6 結 論 　　（1）糠醛干燥塔的設計布置應靠近換冷平臺和抽提塔，使糠醛溶劑入塔進料管線盡可能地短，以減少管路壓降和熱損失。 　　（2）蒸汽發生器、汽包的設計位置應按照干燥塔糠醛溶劑進料口的位置向上逆推，按照氣相冷凝液體自流的原則布置，盡可能地改善液體流動狀態，加大換熱溫差。 　　（3）三效蒸發塔應按照二效、一效、三效的順序，自下而上布置，便于三效蒸發塔向閃蒸塔的自壓流動，降低三效蒸發溶劑的過熱度，實現低爐溫操作，減小糠醛生焦量。 　　（4）應該避免“U”彎的設置，以減少背壓溫差損失，提高換熱器的傳熱系數，使換熱回收量和換熱回收蒸發溶劑蒸發率增加，提高多效蒸發的效果，降低能耗。 　　（5）經幾次改造后，處理能力可提高25％左右，精制油收率提高2．3個百分點，能耗下降62．6％。