專利名稱：漸次氣化分段進料的減壓蒸餾方法
技術領域：
本發明屬于石油煉制領域，具體地說涉及一種原油減壓蒸餾中提高減壓拔出率的漸次氣化分段進料減壓蒸餾方法。
背景技術：
煉油廠原油常減壓蒸餾工藝是石油煉制的第一道工序，是通過蒸餾的方法將原油分割成不同餾程范圍的組分，以適應產品和下游裝置對原料的工藝要求。其輕油收率的高低和能耗的大小直接影響石油煉制的經濟效益。減壓蒸餾工藝就是利用減壓蒸餾原理，通過抽真空使液體表面的壓力降低，從而降低液體的沸點使液體混合物中相對較輕的組分汽化，達到分餾的目的。減壓蒸餾工藝要求在盡量避免油料發生裂解的條件下盡可能多地拔出減壓餾分油。隨著科學技術飛速發展和社會生活消費的不斷增長，世界石油需求量隨著經濟的發展逐年增加，原油資源供應中重油和超重油的供應比例逐步增加，輕質油、中質油的供應比例持續下降。提高原油常減壓蒸餾中的拔出率，獲得更多的輕油餾分油，降低常減壓裝置能耗，提高裝置經濟效益成為全球煉化行業共同關注的課題。并且隨著我國國民經濟的快速發展，我國石油消費總量在2020年預計將突破6. 5億噸，原油的對外依存度將達到50% 60%。合理利用原油資源，優化加工工藝已是我國石油化工勢在必行之舉。在裝置大型化及煉化一體化新型煉廠設計中，身為“龍頭”的原油常減壓蒸餾裝置在資源利用最大化、能源利用節約化、操作成本合理化、規模投資最佳化，實現我國石油化工產業的可持續發展中具有舉足輕重的地位。因此，新建原油蒸餾裝置要求更高的切割深度，減壓渣油中500°C以下餾分含量要小于5% (質量)，甚至更低；許多老的常減壓裝置在要求更高切割點的同時，面臨加工規模不能滿足處理量要求和原油品種不斷變化的情況，需要對裝置進行擴能改造，消除“瓶頸”，提高原油蒸餾能力。為此，國內外學 者對減壓蒸餾技術進行了比較深入的研究，為提高減壓分餾塔的拔出率，得出了一系列的經驗，可以歸結為(1)采用先進的真空系統，提高減壓分餾塔頂的真空度；(2)采用新型、高效填料，減少塔內壓降，使得塔底閃蒸區保持較高真空度；(3)改進轉油線設計，降低轉油線壓力降和溫度降；(4)優化洗滌段設計和操作，強化洗滌段的分餾概念；(5)采用新型高效的氣體和液體分布器等。專利CN2242892Y公開了一種復合原油蒸餾減壓塔，塔底設有一個液封裝置與上部隔開，并有一個真空系統接口與塔頂真空系統相連。該實用新型通過液封裝置將減壓塔的精餾段和下部的深拔段隔開，可以將油品質量和拔出率分別予以考慮，可以相對地提高減壓拔出率，但深拔的油品質量很難滿足下游裝置對原料的工藝要求，同時該實用新型的塔結構復雜，塔頂真空系統負荷高，裝置能耗相對會高。專利CN1287872A發表了一種帶有深度汽提過程的原油常減壓蒸餾方法，是在減壓塔側并聯一個洗滌罐，減壓塔的進料段與汽提段由液封隔離分布器隔開，汽提段的油氣通過連通管進入洗滌罐的下部，取自減壓塔減三線出料的吸收油經冷卻后由洗滌罐上部進入向下噴淋與向上的油氣逆向傳質傳熱，洗滌罐的罐頂油氣出料返回減壓塔的上部，罐底出料作為洗滌油返回減壓塔。該工藝通過增設洗滌罐使減壓塔汽提段經歷了一個深度汽提的過程，有利于提高減壓拔出率。但該方法只是對減壓塔汽提段進行了優化改進，用質量較好的減三線油作為洗滌油，在經濟效益上尚待研究。專利CN1884441A公開了提高石油常減壓蒸餾輕油收率的方法，將含松脂的添加劑加到石油常減壓蒸餾塔的原油中，通過改變原油分子間的作用力而提高常減壓蒸餾的輕油收率。但該方法沒有在工藝技術根本上改變蒸餾技術，而且要消耗大量的添加劑，增加了裝置運行成本和添加化學試劑的操作難度。專利CN101376068A公開了一種帶有減壓閃蒸塔的常減壓蒸餾方法和設備，是在常壓渣油入減壓爐前設置一個減壓閃蒸塔。閃蒸塔底油進減壓加熱爐，閃蒸塔頂氣進入與閃蒸塔頂氣餾分相近的某個側線產品抽出口的上方或下方。該方法通過增加減壓閃蒸塔改進常減壓裝置的流程，達到提高處理量，提高拔出率，降低能耗的目的。但常壓塔底油入閃蒸塔，由于常壓塔底油的溫度相對較低，再加上爐前閃蒸塔的真空度相對不高，閃蒸塔閃蒸氣化的作用有限，而且閃蒸塔頂氣相入減壓塔，相當于閃蒸后減壓塔分段進料，沒有在根本上改變減壓塔的分餾作用。減壓轉油線是減壓爐和減壓塔之間的連接管線，管內流體屬于變溫汽液兩相流動過程。在高溫、高真空操作條件下，減壓轉油線內流體的溫度、壓力和流速沿轉油線截面的變化對轉油線內流體的平衡汽化率有著重要的影響，進而直接影響減壓塔閃蒸段的汽化過程，對減壓拔出率起著至關重要的作用。近些年來，減壓蒸餾裝置中以大直徑(一般直徑可以達到2m以 上)低速減壓轉油線技術逐漸取代了以往的高速轉油線，其目的是在保證減壓塔進料段汽化分率的條件下，盡可能降低減壓爐出口溫度，以防止爐管結焦。或者說，是在規定的爐出口溫度下，盡可能提高塔進料段汽化率，以提高產品分率。為達到這一目的，只有盡可能降低爐管和轉油線壓降，使油品汽化點提前。由于轉油線必須采用15m以上(以保證氣液相有一定的分層時間，有利于提高產品質量和減壓塔拔出率)，因此大直徑長距離的轉油線占減壓蒸餾裝置投資的較大比例，同時熱量損失和壓降增加等因素均不利于減壓蒸餾塔的操作，且形成的熱應力、熱位移在安全性上給設計和安裝造成一定的難度。
發明內容
針對現有技術的不足，本發明提供一種提高減壓拔出率的漸次氣化分段進料減壓蒸餾方法，可以明顯提高原油減壓蒸餾過程中的拔出率，降低原油減壓蒸餾裝置能耗，增加裝置經濟效益，節省裝置投資。本發明提供的漸次氣化分段進料減壓蒸餾方法及裝置包括如下內容原油經常壓蒸餾后的常壓塔底油(以下稱常底油)進入減壓蒸餾裝置，在減壓蒸餾過程中采用漸次氣化和漸次減壓工藝，使常底油中的輕餾分最大量地減壓蒸餾出來。漸次氣化是指對常底油漸次加熱，并利用分離設備及時將氣化后的物料分離出去；漸次減壓是指對漸次氣化后進入分離設備的物料在分離設備中漸次降壓，在更低的壓力下實現氣化。本發明提供的一種漸次氣化分段進料減壓蒸餾方法是這樣實現的
(I)由常壓蒸餾來的常壓塔底油(簡稱常底油)首先進入一級氣化爐，加熱到370 380°C后進入一級閃蒸罐，一級閃蒸氣相進入減壓蒸餾塔上部分餾段；(2)從(I)來的一級閃蒸液相進入二級氣化爐，加熱到390 400°C后進入二級閃蒸罐，二級閃蒸氣相進入減壓蒸餾塔中部分餾段；
(3)從步驟(2)來的二級閃蒸液相進入三級氣化爐，加熱到410 420°C后進入三級閃蒸罐，三級閃蒸氣相進入減壓蒸餾塔下部分餾段；
(4)從步驟(3)來的三級閃蒸液相進入減壓蒸餾塔閃蒸段；
(5)各段進料在減壓蒸餾塔中進行減壓蒸餾，減壓蒸餾塔塔頂連接抽真空系統，從塔各側線抽出產品，塔底抽出減壓渣油。本發明漸次氣化分段進料減壓蒸餾方法中，所述的一級閃蒸罐為立式結構，罐中可以設置有利于氣液分離及氣化的設備，也可以為空罐，罐頂操作壓力通過氣相出口控制。一級閃蒸罐氣相出口連接減壓蒸餾塔上部分餾段，由氣相出口上的控制閥控制一級閃蒸罐壓力為8 kPa 40 kPa，優選為10 kPa 20 kPa。本發明漸次氣化分段進料減壓蒸餾方法中，所述的二級閃蒸罐為立式結構，罐中可以設置有利于氣液分離及氣化的設備，也可以為空罐，罐頂操作壓力通過氣相出口控制，氣相出口連接減壓蒸餾塔中部分餾段，由氣相出口上的控制閥控制二級閃蒸罐壓力為5kPa 30 kPa,優選為 6 kPa 15 kPa。本發明漸次氣化分段進料減壓蒸餾方法中，所述的三級閃蒸罐為立式結構，罐中可以設置有利于氣液分離及氣化的設備，也可以為空罐，罐頂操作壓力通過氣相出口控制，氣相出口連接減壓蒸餾塔下部分餾段，由氣相出口上的控制閥控制三級閃蒸罐壓力為2kPa 20 kPa，優選為 3 kPa 10 kPa。本發明漸次氣化分段進料減壓蒸餾方法，取消了常規減壓轉油線的設置，在常壓塔和減壓塔之間設置漸次氣化爐和漸次分離設備，各級氣化爐和分離設備之間用管道連接，可以緊湊設置，無需考 慮常規減壓轉油線不小于15米的轉油線設置。本發明漸次氣化分段進料減壓蒸餾方法中，所述的減壓蒸餾塔可以是燃料型減壓蒸餾塔，也可以是潤滑油型減壓蒸餾塔。減壓蒸餾塔可以采用濕式操作，也可采用微濕式或干式操作；側線產品數目一般為3 5個，根據產品需要和原油品種來確定。本發明漸次氣化分段進料減壓蒸餾方法中，所述的減壓蒸餾塔包括冷凝段、分餾段、洗滌段、閃蒸段等部分。冷凝段可以設置塔板或填料，也可以不設塔板或填料，以空塔形式布置；分餾段設置高通量、低壓降的填料或塔板，分餾段的數目一般為3 5個，根據產品需要和原油品種來確定。洗滌段設置不易堵塞的填料或塔板，用減壓蒸餾塔最底側線出料打到洗滌段填料或塔板上方進行凈洗；閃蒸段安裝壓降較小的進料分布器。本發明漸次氣化分段進料減壓蒸餾方法及中，所述的減壓蒸餾塔塔頂進行抽真空操作，控制減壓塔塔頂壓力為I kPa 10 kPa，優選為IkPa 5 kPa。抽真空操作可以采用本領域中常規的方法和設備。本發明漸次氣化分段進料減壓蒸餾方法中，所述的一級氣化爐、二級氣化爐、三級氣化爐可以是各自獨立的、也可以是三合一加熱爐，三級進料分別設置在三合一加熱爐中不同的輻射段。本發明漸次氣化分段進料減壓蒸餾方法中，所述的一級閃蒸罐、二級閃蒸罐、三級閃蒸罐可以獨立布置，也可以重疊布置，以減少裝置占地。本發明漸次氣化分段進料減壓蒸餾方法中，為了避免壓降過大，漸次氣化和漸次減壓設備間或設備內的管道可以采取擴徑處理。本發明漸次氣化分段進料減壓蒸餾方法中，通過對減壓進料的漸次氣化，將進料加熱到接近冷凝的溫度下進行氣化，大幅降低加熱和冷卻的不可逆性；通過漸次減壓，及時將氣化的輕餾分分離出去，減少各級氣化爐的負荷，從而降低了裝置的能耗。與現有技術相t匕，本發明具有以下優點1、各級氣化爐出口直接連通減壓閃蒸罐，閃蒸罐頂部氣相引入減壓蒸餾塔，使各級氣化爐內壓力更低，常底油和各級閃蒸罐液相在氣化爐內的氣化點提前，爐出口氣化率高，保證了較高的總氣化率，從而有利于提高減壓拔出率。2、通過各級分離及時將漸次氣化的輕餾分分離出去，氣化爐只加熱相對重的液相餾分，較常規減壓蒸餾工藝中全餾分都加熱到減壓蒸餾臨界溫度，大幅降低裝置能耗。
3、閃蒸后液相單獨進入減壓蒸餾塔，避免了氣液混合進料所造成的氣相夾帶，保證了減壓側線產品質量。4、各級分離后的氣相進入減壓蒸餾塔中上部，降低減壓蒸餾塔的全塔壓降，降低了抽真空負荷，從而降低裝置能耗。5、各級分離后的氣相分段進入減壓蒸餾塔的不同位置，避免了減壓蒸餾塔內氣相負荷分布不均，同時相對輕的餾分進入減壓蒸餾塔中上部，經減壓分餾冷凝后及時從各側線抽出，降低減壓蒸餾塔的負荷，有利于減壓蒸餾裝置的擴能升級。6、漸次氣化爐和漸次分離設備可以采用緊湊布置。取消了減壓轉油線，避免了粗管徑、大管長轉油線低速段所造成的轉油線熱位移，優化了減壓蒸餾工藝設計。7、本發明只是利用簡單的加熱和分離設備，設備結構簡單，便于設計，且操作彈性好。8、本發明工藝技術先進合理，能耗水平低，減壓渣油收率低，對于舊裝置的改造，具有設備改造量少、設備利舊率高、投資低、施工周期短、裝置收益明顯快捷等優點；對于新裝置的設計建設，具有工藝合理先進、能耗水平低、減壓餾分油收率高，且在同等規模的前提下，可減少主體設備規模，節省裝置投資等特點。
圖1為本發明的漸次氣化分段進料減壓蒸餾方法及裝置的示意圖。其中I為常底油；2為一級氣化爐；3為一級閃蒸罐；4為二級氣化爐；5為二級閃蒸罐；6為三級氣化爐；7為三級閃蒸罐；8為減壓蒸餾塔；9為抽真空系統；10為減壓餾分油出料；11為汽提蒸汽；12為減壓渣油。
具體實施例方式本發明方法采取對常壓蒸餾后的重油進行漸次氣化和漸次減壓的工藝，氣化、減壓閃蒸出來的氣相分別進入減壓蒸餾塔的不同分餾段，剩余的液相進入減壓蒸餾塔的閃蒸段進行減壓蒸餾，從減壓蒸餾塔側線抽出不同餾分的側線產品，減壓渣油從塔底抽出。該方法取消了常規減壓蒸餾工藝中的減壓轉油線，采用漸次加熱和增加分離設備的方法氣化常底油，并及時將氣化后的物料分離出去，減少輕餾分過熱裂解，降低了加熱的不可逆性；同時采用漸次減壓技術，逐步將輕餾分分離出去，一定程度降低了物料的油氣分壓，使剩余的物料可以在更低的壓力下實現氣化，從而逐步減少了物料的加熱負荷，在油品的臨界加熱溫度下可以使更多的組分氣化出來，從而大大提高減壓拔出率。本方法對舊裝置的擴能改造，在主體設備利舊的情況下，可以大大提高設備的利用率，降低裝置能耗，提高裝置處理量；對新建裝置，優化了減壓蒸餾工藝設計，節省裝置投資，增加裝置的噸油利潤。結合圖1對本發明漸次氣化分段進料減壓蒸餾方法進行描述
常底油I進入一級氣化爐2，加熱到370°C 380°C后的一定氣化率的混合物料進入一級閃蒸罐3，罐頂連接減壓蒸餾塔8的上部分餾段，使罐內具有一定的真空度條件下進行減壓閃蒸分離，氣相由罐頂送往減壓蒸餾塔上部的分餾段，罐底液相進入二級氣化爐4。在二級氣化爐4內被加熱到390°C 400°C后具有一定氣化率的混合物料進入二級閃蒸罐5，二級閃蒸氣相由罐頂送往減壓蒸餾塔8中部分餾段，液相從罐底進入三級氣化爐6。在三級氣化爐6內物料被再次加熱到410°C 420°C后進入三級閃蒸罐7，罐頂氣相進入減壓蒸餾塔8下部的分餾段，罐底液相進入減壓蒸餾塔8閃蒸段。各段進料在減壓蒸餾塔8中，在塔頂抽真空系統9和塔底汽提蒸汽11的作用下進行減壓蒸餾，依次從減壓蒸餾塔各冷凝段集油箱中抽出減壓餾分油出料10送出裝置，減壓渣油12從減壓蒸餾塔8塔底抽出外送。本發明漸次氣化分段進料減壓蒸餾方法，改進了原油減壓蒸餾工藝，采取漸次加熱和漸次減壓的工藝方法，使減壓進料在更低的壓力和更高的加熱溫度下氣化、閃蒸，保證了減壓進料更高的氣化率，從而提高減壓蒸餾的拔出率，增加裝置的經濟效益；另外，及時把氣化的氣相分離出來，采取不同餾分范圍的閃蒸氣相進行減壓蒸餾塔不同的部位，不僅降低了減壓進料的加熱負荷，而且降低了減壓蒸餾塔及抽真空負荷，大幅降低減壓蒸餾裝置能耗。經Aspen流程模擬軟件模擬計算證實，處理相同的原料本發明工藝方法較現有工藝路線的減壓渣油收率少2% 5% (重量)，裝置能耗降低10% 30%。下面通過具體實施例對本發明方法作詳細的說明。實施例1
本發明的方法用于某新建1000萬噸/年原油常減壓蒸餾裝置的設計，減壓部分工藝流程與圖1所示相同。減壓裝置的處理量為500萬噸/年，減壓流程包括一級氣化爐、一級閃蒸罐、二級氣化爐、二級閃蒸罐、三級氣化爐、三級閃蒸罐、減壓蒸餾塔。減壓蒸餾塔為規整填料塔，采用濕式工藝操作，塔底吹汽量為塔進料的1%，塔頂操作壓力為1.315 kPa，全塔壓降為685Pa。常底油I以550噸/小時進料入減壓蒸餾裝置，經一級氣化爐2加熱到370°C后進入一級閃蒸罐3，罐頂氣相進入減壓蒸餾塔8上部分餾段，控制罐頂氣相保證一級閃蒸罐壓力為10 kPa ;罐底液相進入二級氣化爐4，加熱升溫到390°C后進入二級閃蒸罐5，二級閃蒸氣相進入減壓蒸餾塔8中部分餾段，控制罐頂壓力為6 kPa ;二級閃蒸液相進入三級氣化爐6，加熱升溫到410°C后進入三級閃蒸罐7，三級閃蒸氣相進入減壓蒸餾塔8下部分餾段，控制三級閃蒸壓力為3 kPa，三級閃蒸液相進入減壓蒸餾塔8閃蒸段。各段進料在減壓蒸餾塔8中進行減壓蒸餾，從側線抽出減壓產品10，減壓渣油12從塔底抽出。比較例I
同樣涉及實施例1中新建1000萬噸/年原油常減壓蒸餾裝置的設計。減壓裝置的處理量為500萬噸/年。采用CN101376068A中公開的帶有減壓閃蒸塔的常減壓蒸餾方法。
在相同進料、工藝條件下，表I中列出了采用本發明實施例1與比較例I在減壓拔出率、裝置能耗、投資等方面，應用Aspen流程模擬軟件進行模擬研究的數據對比。表I
權利要求
1.一種漸次氣化分段進料的減壓蒸餾方法，包括以下內容 (1)由常壓蒸餾來的常壓塔底油首先進入一級氣化爐，加熱到370 380°C后進入一級閃蒸罐，一級閃蒸氣相進入減壓蒸餾塔上部分餾段； (2)從(I)來的一級閃蒸液相進入二級氣化爐，加熱到390 400°C后進入二級閃蒸罐，二級閃蒸氣相進入減壓蒸餾塔中部分餾段； (3)從步驟(2)來的二級閃蒸液相進入三級氣化爐，加熱到410 420°C后進入三級閃蒸罐，三級閃蒸氣相進入減壓蒸餾塔下部分餾段； (4)從步驟(3)來的三級閃蒸液相進入減壓蒸餾塔閃蒸段； (5)各段進料在減壓蒸餾塔中進行減壓蒸餾，減壓蒸餾塔塔頂連接抽真空系統，從塔各側線抽出產品，塔底抽出減壓渣油。
2.按照權利要求1所述的方法，其特征在于，所述的一級閃蒸罐氣相出口連接減壓蒸餾塔上部分餾段，由氣相出口上的控制閥控制一級閃蒸罐壓力為8 kPa 40 kPa。
3.按照權利要求1所述的方法，其特征在于，所述的一級閃蒸罐為立式結構，一級閃蒸罐為空罐或者在罐中設置有利于氣液分離及氣化的設備。
4.按照權利要求1所述的方法，其特征在于，所述的二級閃蒸罐的氣相出口連接減壓蒸餾塔中部分餾段，由氣相出口上的控制閥控制二級閃蒸罐壓力為5 kPa 30 kPa。
5.按照權利要求1所述的方法，其特征在于，所述的二級閃蒸罐為立式結構，閃蒸罐為空罐或在罐中設置由于氣液分離及氣話的設備。
6.按照權利要求1所述的方法，其特征在于，所述三級閃蒸罐的氣相出口連接減壓蒸餾塔下部分餾段，由氣相出口上的控制閥控制三級閃蒸罐壓力為2 kPa 20 kPa。
7.按照權利要求1所述的方法，其特征在于，所述的三級閃蒸罐為立式結構，閃蒸罐為空罐或者在罐中設置有利于氣液分離及氣化的設備。
8.按照權利要求1所述的方法，其特征在于，所述的減壓蒸餾塔為燃料型減壓蒸餾塔或潤滑油型減壓蒸餾塔，減壓蒸餾塔采用濕式操作，微濕式或干式操作；側線產品數目為3 4個。
9.按照權利要求1所述的方法，其特征在于所述的減壓蒸餾塔塔頂進行抽真空操作，控制塔頂壓力為I kPa 10 kPa。
10.按照權利要求1所述的方法，其特征在于，所述的一級氣化爐、二級氣化爐和三級氣化爐各自獨立設置，或者設置三合一加熱爐，三級進料分別設置在三合一加熱爐中不同的輻射段。
11.按照權利要求1所述的方法，其特征在于，所述的一級閃蒸罐、二級閃蒸罐和三級閃蒸罐分別獨立布置，或重疊布置。
12.按照權利要求1所述的方法，其特征在于，各級氣化爐和各級閃蒸罐內部和/或之間的管道采取擴徑處理。
全文摘要
本發明公開了一種漸次氣化分段進料的減壓蒸餾方法。該方法包括常壓塔底油進入一級氣化爐，加熱后進入一級閃蒸罐分離，氣相進入減壓塔上部分餾段，液相進入二級氣化爐；經加熱后進入二級閃蒸罐，氣相進入減壓塔中部分餾段，液相進入三級氣化爐；經加熱后進入三級閃蒸罐，氣相進入減壓塔下部分餾段，液相進入減壓塔閃蒸段；各段進料在減壓塔中進行減壓蒸餾，減壓塔側線抽出側線產品，塔底抽出減壓渣油。本發明方法可以明顯提高原油減壓蒸餾過程中的拔出率，降低裝置的能耗，增加裝置經濟效益，并節省裝置投資。
文檔編號C10G53/02GK103059918SQ20111032133
公開日2013年4月24日 申請日期2011年10月21日 優先權日2011年10月21日
發明者張龍, 齊慧敏, 王海波, 李經偉, 王巖, 王明星 申請人:中國石油化工股份有限公司, 中國石油化工股份有限公司撫順石油化工研究院