吉化乙烯扩建技术分析.doc

1、乙烯装置扩建效果分析来源:中国化工信息网 2007 年 9 月 10 日中国石油吉林石化公司聚乙烯厂乙烯装置(以下简称吉化大乙烯)原始设计能力为 300kt/a(7560 小时)。2001 年进行了一期挖潜改造，新建乙烷炉于2002 年 1 月投产，生产能力在年操作 8000 小时的条件下，可产乙烯 380kt、丙烯 180kt，2003 年最高产乙烯 428kt。2004 年开始第二次改扩建工程，装置的设计能力提高到年产乙烯 700kt/a(年操作时间为 8000 小时)。项目于21304 年 5 月 31 日破土动工，利用 17 个月时间完成了改造任务，前部裂解炉、急冷、裂解气压缩机等单元

2、于 2005 年 10 月开车成功，分离系统于 2006 年 4月全部开车，实现了吉林石化公司提出的安全、平稳、绿色开车的目标。1 项目简介700kt/a 乙烯改扩建项目包括 4 部分，即 700kt/a 乙烯装置扩建、新建300kt/a 高密度聚乙烯装置、300kt/a 芳烃装置和 140kt/a 丁二烯装置。其中乙烯扩建工程项目由林德公司提供基础设计，详细设计由中油工程公司东北分公司进行。此次改造本着少投入多产出的原则，充分利用现有装置挖潜改造，所以380kt/a 乙烯装置改扩建后装置构成未变。根据需要新增两台 120 kt/a 产能的裂解炉及热回收区、更换了裂解气压缩机、增加 2 台冷媒

3、压缩机和 1 台甲烷压缩机，同时根据扩建需要新增了碳二加氢、一氧化碳甲烷化、碳五加氢等反应单元，对分离系统进行塔内件更换或并线改造。2 运行瓶颈及解决方案700kt/a 乙烯改扩建工程是在老装置运行的同时进行的，该厂周密组织全面协调，最终圆满完成了改造任务，但装置运行中也发现一些瓶颈问题。2.1 燃料系统设计中除并入分离系统自产气体燃料外，其它未作改动，依然利用原有的 2 台碳四蒸发系统和液体碳九作为补充。开车后发现，尽管开车期间装置负荷较低，但由于裂解炉数量增加，原有的 2 台液化气蒸发器能力严重不足，在全力投用的情况下无法满足开车需要，即使增点大量的油枪亦显得不足，短时间内只好补充丙烯或乙

4、烯作为应急措施，勉强满足开车的需要。由于开车中使用了部分丙烯甚至乙烯做燃料，造成开车费用大幅度提高。为解决上述问题，增加了 1 台燃料蒸发器，与原有 2 台并联使用，圆满解决了燃料系统在开车时的瓶颈问题。2.2 脱碳五塔操作不稳定此次改造中为了节约投资，保持原有加氢系统不做较大变动，增加了脱碳五塔，脱碳五后的汽油组分进入原加氢反应器。但原设计中脱戊烷塔没有进料缓冲罐，在操作条件变化时系统进料波动幅度较大，经常出现满塔或空塔现象。比如：在原料性质变化较大、燃料气压力波动造成炉温大幅度变化、裂解炉切换、循环水温度变化影响水洗塔及裂解气压缩机段间温度等情况下，裂解汽油产量将大幅度波动。特别是开车阶段

5、，急冷油中含有大量裂解汽油，蒸汽开车过程中裂解汽油变化量较大，对脱碳五塔运行影响巨大，甚至造成该塔无法运行，难以保证其分离效果。对加氢反应器运行构成潜在威胁，控制不当极易造成反应器飞温。为了消除该隐患，在脱戊烷塔前增加一进料缓冲罐，改善了脱戊烷塔运行效果，保证了装置稳定开车。2.3 工艺水水质控制问题稀释蒸汽发生系统采用传统的热虹吸原理发生蒸汽，由于设计存在缺陷，当汽包液位波动时曾多次发生水击现象，装置无法运行。经过对给水管线进行改造后，虽完成了开车任务，但系统运行后水质控制指标始终超标，新区工艺水排污 COD 浓度为老区的 2-3 倍。经过对设备结构进行分析，技术人员认为造成上述问题的原因是

6、汽液分离罐内部降液管与排污管入口高度设计不合理，排污管人口高度与降液管入口高度处于同一水平线上，导致排污水不是经沉降后杂质浓度较高的部分。为此，技术人员进行了第二次动改，即将供水管线增加水封后恢复原设计进水口位置，使罐内水流分布特性满足设计；增高降液管吸入高度，使水中杂质在罐内充分沉降后经排污线排掉。改造后水质满足指标要求。2.4 预试车控制问题乙烯装置二次扩能改造自 2004 年 6 月至 2005 年 10 月仅用时 17 个月，但由于工期压缩过紧，并一再提前，对设计审查、施工监控、预试车等过程无法实现有效控制。采购合同签订后，供货时间随之确定，施工量是一定的，而开车时间的提前，压缩的只能

7、是预试车过程，这样就无法保证预试车质量，给开车工作带来风险和难度以及损失。比如：分离系统冷箱入口设有过滤器，为了避免杂质进入，过滤网设计得很细，由于多种原因简化了系统吹扫过程，实物料试车后系统频繁堵塞。再比如因干燥不到位，开车后过滤器出现多次因水结冰而堵塞的现象。由于吹扫和干燥不彻底原因先后总计清理过滤器 41台次，不但影响开车进程，也造成物料损失，同时给开车带来了巨大风险。2.5 催化剂装填质量差此次改造中，碳二加氢反应单元采用钯系催化剂，反应起始温度在 50左右，通过选择性加氢将碳二组分中的乙炔利用氢气加成反应生成乙烯。反应器设计为列管式反应器，催化剂装填在列管内。为了保证反应器使用效果，

8、催化剂装填过程控制十分重要，必须保证 1700 根管束中每根管内瓷球和催化剂装填完全一致，否则将导致物料流经床层过程中产生偏流现象，直接影响产品质量，同时对催化剂的使用寿命也产生影响。由于经验不足，没有对催化剂装填过程高度重视，加之催化剂供货商监督不到位，造成装填效果差，反应器投用后出口碳二组分中乙炔超标。切换备台使用后对主台进行检查，发现 4 根列管中催化剂的装填不同程度上存在问题，其中 1 根空管，1 根全部是瓷球无催化剂，2 根装填不满。对有问题的 4 根列管重新组织装填，反应器于 6 月 7 日投用，目前系统运行正常，产品质量合格。2.6 甲醇喷射泵前面提到碳二加氢反应器设计为列管式反

9、应器，反应方式为恒温床，催化剂装填在列管内，列管之间充满甲醇，用来保证整个床层温度。反应热传递给甲醇，由甲醇传递给循环水，实现最终的热量外移。床层的恒温过程是通过控制甲醇的饱和蒸汽压间接控制甲醇的饱和温度来实现的。由于反应初期起始温度较低，要求甲醇的饱和蒸汽压较低，当反应温度在 50时甲醇的饱和蒸汽压为负压状态，因此设计上采用真空喷射泵来实现较低的初始反应温度控制。在系统试车过程中发现真空喷射泵能力不足，设计真空度为-80kPa，而实际只能达到-50kPa 左右。通过更换喷射泵，满足真空度要求，最终实现了系统开车的目标。2.7 波齿垫片问题此次改造中，设计上所有法兰连接处均采用波齿型垫片。这种

10、垫片对施工要求比较严格，如果规范施工此种垫片效果较好，相反一旦出现问题，这种垫片紧固余地较小，泄漏将无法控制，必须更换垫片或带压堵漏处理。由于改造工期短，施工紧张，在预试车及投料后出现了部分泄漏点,个别漏点无法紧固，尤其是急冷油系统，在气密、油运过程中密闭性较好，但系统升温后，出现漏点。由于系统内物料无法在短时间内导出，只好采用带压堵漏方式临时解决。前部的炉区、急冷区和裂解气压缩机区共更换垫片近百个，另外带压堵漏十几处，遗留问题待以后检修中处理。吸取前部系统开车经验后，在分离系统开车过程中，只要法兰口曾经出现过泄漏现象，即对该点垫片用缠绕垫片更换，因此 2006 年分离系统进行预试车、降温及开

11、车过程中未发生一起因垫片问题而产生的险情甚至停车现象，实现了安全、平稳、绿色开车的目标。2.8 丙烯冷剂压力不足本着节约的原则，装置扩建后新增加 1 台丙烯制冷压缩机，专门为新系统提供冷剂。由于压缩机设计余量选择较小及现场区域限制(距离较远，设备位置较高)等原因，造成装置开车后脱乙烷塔顶冷却器所用冷剂供应严重不足，回流罐无法建立起液面，对装置高负荷稳定运行构成潜在威胁。根据现场实际，自丙烯制冷压缩机下一段重新配置管线，提高冷剂供给压力，满足了生产需要，改动后系统运行良好。2.9 乙烯液化能力严重不足装置扩建后乙烯分离单元仍采用开式热泵精馏，新增加 1 台乙烯制冷压缩机，增加的乙烯产能专供高密度

12、聚乙烯装置，其满负荷的乙烯用量为38t/h，但设计上新系统的液化量只有 5t/h，当高密度聚乙烯装置生产出现波动或检修造成进料波动时，由于液化能力严重不足势必造成乙烯装置降负荷生产，对装置的平稳生产极为不利。结合区域特点，在新乙烯制冷压缩机出口配置管线，与原压缩机出口连通，这样当高密度聚乙烯装置出现波动时，无法液化的气相乙烯送往其它用户，替代有机合成厂的小乙烯装置供给，而小乙烯的乙烯产品以液相方式直接送人储罐。通过区域内优化，节约了资金投入，同时有效保障了大乙烯装置的稳定运行。3 改造后遗留问题及处理3.1 裂解炉备用系数严重不足此次扩建的可行性研究报告是按 600kt/a 编制报批的，进入初

13、步设计阶段后装置设计能力提高到 700kt/a，此时与外商已签订完合同，前部裂解炉能力已经确定。改造后装置共有 9 台裂解炉，其总加工能力为 780kt/a。正常生产情况下，如果 1 台老裂解炉(84kt/a)烧焦，装置实际生产能力不到700kt/a；如果新裂解炉(120kt/a)烧焦，实际能力仅 660kt/a，因此不存在备用系数。裂解炉是乙烯装置关键设备，高温、高压运行，故障率较高，维护量大。当单台裂解炉长时间检修时装置负荷受到严重影响，造成各种消耗上升，运行成本增加。国内同类装置裂解炉备用系数正常在 1.2 以上。扩建后期已预知到此问题，因此施工中已留出备用口，可以实现不停车改造。为了全

14、面实现 700kt/a 扩建目标，实现装置连续稳定生产，必卿酌口裂解炉数量。2006 年中油公司已同意立项，增加 1 台与此次扩建中新建的 120kt/a 能力相同的裂解炉。目前项目已经开工，预计 2007 年完工。3.2 蒸汽凝液系统二次扩建后蒸汽用户有所增加，但工厂凝液系统未做改动，造成凝液管网压力上升，部分凝液回收困难。尤其是冬季，由于大量伴热的投用和防冻需要，蒸汽消耗明显增加。由于装置占地面积较大，蒸汽凝液回收系统管网较长，造成回收罐压力偏高，为了保证换热设备的良好加热性能，远端用户必须现场排放才能维持运行。这样不但造成蒸汽消耗增加，也形成了水资源的浪费，同时也增加排污系统负担。为了减

15、少损失降低消耗，必需对装置内凝液系统进行改造，真正实现装置清洁生产、文明生产。该厂于 2006 年立项，将扩建后新区产生的蒸汽凝液从原有管网中分离出来，经换热器冷却后再回收。目前，设备已经安装完毕，将于近期投用。3.3 节能设施恢复使用为了完成改造任务，对老区的部分设备或设施进行相应移位或调整，如：老裂解炉改造后，由于能力增加，火嘴更换，原有的火嘴空气预热器已拆除；火炬气回收压缩机为新建乙烯、丙烯制冷压缩机让位进行了移位。上述设备的取消或移位，是造成装置开车后综合能耗及损失率上升的原因之一。2006年下半年该厂对原拆除的空气预热器进行了试用，经过对原预热器进行局部改造(为防止预热器阻力过大无法

16、满足火嘴需要，在与火嘴连接处开孔)后，目前空气预热器已全部恢复使用。火炬气压缩机也于 2006 年重新恢复使用。通过上述节能设施的恢复使用，装置综合能耗有了明显下降。2006 年乙烯装置累计综合能耗(标油)为每 t 乙烯 0725.45kg，2007 年 1 季度(冬季能耗相对偏高)累计综合能耗(标油)已降至每 t 乙烯 662.93 心，下降幅度达 8.61%。3.4 急冷系统运行存在瓶颈改造受现场空间所限，水洗系统 4 台回流冷却器均采用高效板式换热器。由于扩建的分离系统急冷水用户较少，当新系统提高负荷时，换热器能力明显不足，造成水洗塔底温、顶温超高，极易导致压缩机段间吸入罐液位波动，威胁

17、装置安全生产。同时由于急冷水内含有裂解汽油组分，对换热器垫片产生一定的腐蚀，开车后换热器始终存在泄漏问题，几次更换换热器，问题始终未彻底解决。2006 年 4 季度该厂将底段回流冷却器改为固定管板式换热器替代了原设计的板式换热器，使用效果十分理想。下一步准备对顶段回流的两台板式换热器进行同样的改造。同时在新区裂解炉安装火嘴空气预热器，利用新水洗塔的急冷水做热源，加热火嘴燃烧用空气。这样既解决了水洗系统热量外移问题，同时可以节约裂解炉燃料，进而降低装置能耗。4 结语装置扩建必须尊重科学，首先严把设计关，计算要准确，无论是设备结构还是管线走向必须以严密的理论计算为基础，这是实现改造的基本前提。其次选型要得当，要按照设计确定的数据进行设备制造和选型，严格设备监造过程。再次要高度重视预试车各个环节，要严把质量关，必须履行严密的确认制，只有上步合格后方可进行下一步，否则将影响开车进程并造成损失甚至导致事故发生。另外项目建设要有一个科学合理的工期，不能一味压缩工期，高强度下紧张工作，某些细节容易被忽略，过程管理不严，难免不出现纰漏，对化工装置的开车与生产构成严重威胁。