1  前  言
        南陽(yáng)石蠟精細(xì)化工廠潤(rùn)滑油糠醛精制裝置，設(shè)計(jì)處理能力為100．8 kt／a，1997年9月建成投產(chǎn)。雖然糠醛精制裝置在設(shè)計(jì)中采用了先進(jìn)的設(shè)備和儀表，但是由于在工藝流程和設(shè)備、過(guò)程控制及管線布置等方面存在著一些缺陷，造成裝置生產(chǎn)波動(dòng)大、操作彈性小、能耗高、安全系數(shù)低、經(jīng)濟(jì)效益差，使裝置自身存在的優(yōu)勢(shì)得不到充分發(fā)揮，還制約了石蠟——潤(rùn)滑油生產(chǎn)系統(tǒng)的效益。為此，依據(jù)糠醛精制裝置的現(xiàn)狀，針對(duì)設(shè)計(jì)中存在的問題，參考其它單位同類裝置改造的經(jīng)驗(yàn)，在過(guò)去的幾年中進(jìn)行了4次優(yōu)化改造，問題逐一得到了解決，運(yùn)行的總體經(jīng)濟(jì)效益大幅度提高。
        2    糠醛裝置設(shè)計(jì)的主要特點(diǎn)
         (1)裝置設(shè)計(jì)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(chǎn)。
        (2)抽提塔為新型高效填料塔，采用由清華大學(xué)開發(fā)的QH-1型填料及由洛陽(yáng)石油化工工程公司設(shè)計(jì)的進(jìn)料分布器。
        (3)抽出液溶劑回收系統(tǒng)采用低—中—高三效蒸發(fā)流程，充分回收溶劑熱量，回收加熱爐的熱負(fù)荷僅為兩效蒸發(fā)流程的67％，可較好地節(jié)能。
        (4)吸收國(guó)內(nèi)同類先進(jìn)裝置的生產(chǎn)操作經(jīng)驗(yàn)，在溶劑回收系統(tǒng)增加了精制液和抽出液閃蒸塔，以減少溶劑回收系統(tǒng)的負(fù)荷，降低能耗。
        (5)采用PROCESS模擬程序進(jìn)行工藝流程模擬，優(yōu)化操作條件。
        (6)部分冷換設(shè)備采用螺紋管、內(nèi)插物等高效傳熱設(shè)備，可強(qiáng)化傳熱，減少換熱沒備，節(jié)省投資，并適應(yīng)工況變化。
        (7)自動(dòng)控制系統(tǒng)采用美國(guó)ABB公司的DCS集散控制系統(tǒng)，屏幕顯示直觀清晰、調(diào)節(jié)方便、操作穩(wěn)定，而且具有記憶、報(bào)警、打印等功能，實(shí)現(xiàn)了自動(dòng)控制水平的升級(jí)。
        3   裝置設(shè)計(jì)中存在的不足
        3．1  一效蒸發(fā)塔蒸發(fā)率低
        主要問題是：把抽出液加熱爐的對(duì)流室作為一效蒸發(fā)塔進(jìn)料的最后加熱措施；一效蒸發(fā)塔進(jìn)料流程在加熱爐的對(duì)流室前后有2個(gè)大型的“U”型彎；部分換熱器在計(jì)算中傳熱系數(shù)取值太高。由于用對(duì)流室加熱時(shí)，熱穩(wěn)定性較差，再加上對(duì)流室前后的2個(gè)大“U”彎分別為DN 300 mm和DN 350mm的管線，流程長(zhǎng)，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(shí)際上是在高于蒸發(fā)塔的壓力下蒸發(fā)的，它所構(gòu)成的背壓溫差損失會(huì)增大，從而形成了蒸發(fā)效果時(shí)好時(shí)壞，蒸發(fā)率低。
        3．2  抽出油溶劑超標(biāo)
        由于南陽(yáng)石蠟精細(xì)化工廠的糠醛裝置設(shè)計(jì)為正序生產(chǎn)方案，抽出油的收率只有15％左右，所以進(jìn)入抽出油閃蒸、汽提塔的物料很少。在裝置試車過(guò)程中，初期抽出油汽提塔的塔底溫度只能達(dá)到120～130℃，曾經(jīng)采取抽出油系統(tǒng)部分循環(huán)的辦法增大抽出油的循環(huán)量，才使該塔底溫達(dá)到145～155℃，外送抽出油攜帶溶劑量高達(dá)2％～3％，造成大量的溶劑損失，裝置開工僅40 d就被迫停工進(jìn)行技術(shù)改造。
        3．3  汽包和蒸汽發(fā)生器安裝位置不合理
        由于汽包和蒸汽發(fā)生器的位置設(shè)計(jì)得太低，一、二、三效蒸發(fā)塔糠醛溶劑進(jìn)入干燥塔前設(shè)計(jì)有約10m的大“U”型彎，且3個(gè)蒸發(fā)塔共用一條入塔線，當(dāng)三效蒸發(fā)塔的壓力控制閥動(dòng)作時(shí)，會(huì)嚴(yán)重影響一、二效蒸發(fā)塔蒸發(fā)量的大小，形成了流程長(zhǎng)、壓降大、背壓溫差損失大、對(duì)蒸發(fā)不利的局面，導(dǎo)致?lián)Q熱回收溶劑的百分?jǐn)?shù)達(dá)不到設(shè)計(jì)要求。另外，汽包設(shè)計(jì)的負(fù)荷太小，設(shè)計(jì)發(fā)汽量?jī)H為1 000 kg／h，可是，實(shí)際發(fā)汽量有時(shí)高達(dá)1 450 kg／h，經(jīng)常出現(xiàn)低壓蒸汽帶水現(xiàn)象，不能滿足日常生產(chǎn)需要。
        3．4  精制液加熱爐設(shè)計(jì)負(fù)荷不足
        由于精制液加熱爐入爐前的換熱器在設(shè)計(jì)中所取數(shù)據(jù)偏高，理論計(jì)算的入爐溫度為178～181℃，而實(shí)際達(dá)到的入爐溫度只有152～154℃；加熱爐的設(shè)計(jì)負(fù)荷為620 kW，實(shí)際負(fù)荷卻達(dá)到了755kW，形成加熱爐超負(fù)荷操作。因此，經(jīng)常出現(xiàn)供風(fēng)量不足，燃燒不完全，加熱爐回火等現(xiàn)象，造成操作波動(dòng)。
        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(guān)鍵設(shè)施。由于汽提塔設(shè)計(jì)的篩板開孔率太小，導(dǎo)致汽提塔塔頂?shù)臍庀嘭?fù)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(lái)了很多麻煩，又降低了精制油收率。
        3．6  抽提塔中段循環(huán)液水冷器結(jié)蠟
        我國(guó)大部分潤(rùn)滑油糠醛裝置抽提塔的中段循環(huán)冷卻系統(tǒng)是水冷器和空冷器聯(lián)合使用，而南陽(yáng)石蠟精細(xì)化工廠的糠醛裝置在設(shè)計(jì)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(jìn)入水冷器的溫度一般在90℃左右，而從水冷器出來(lái)的溫度僅為45～50℃。造成石蠟結(jié)晶析出附著在換熱器管束的表面上，使換熱器的傳熱系數(shù)大大降低，導(dǎo)致中段循環(huán)液的溫度降不下來(lái)。通常需要把循環(huán)水停下來(lái)，升溫化蠟后，再緩慢投入使用，嚴(yán)重影響了抽提塔的平穩(wěn)操作。
        4  改進(jìn)措施
        4．1  優(yōu)化換熱流程，提高一、二效蒸發(fā)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(duì)流室撤出一效蒸發(fā)進(jìn)料換熱系統(tǒng)，使抽出液與二效蒸發(fā)的糠醛蒸氣換熱后直接進(jìn)入一效蒸發(fā)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(diǎn)提前，換熱效果大大提高；三效蒸發(fā)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(fā)塔進(jìn)料換熱，換熱面積由15 m2更換為70 m2；使一效蒸發(fā)塔的蒸發(fā)率從試車時(shí)的8％提高到30．2％。把二效蒸發(fā)塔進(jìn)料改進(jìn)抽出液加熱爐對(duì)流室，將對(duì)流管由4路并聯(lián)改為串聯(lián)，進(jìn)出口管線由DN 350 mm改為DN 100 mm，作為二效蒸發(fā)塔進(jìn)料的第一個(gè)補(bǔ)熱措施；消除了一效、二效、三效蒸發(fā)塔進(jìn)料和對(duì)流室出口管線上存在的4個(gè)大“U”彎，改為高架管線，減小了管路壓降，同時(shí)，系統(tǒng)內(nèi)糠醛溶劑的藏量減少了約15 t，使溶劑周轉(zhuǎn)的周期縮短。
        4．2  抽出油汽提塔底增設(shè)再沸器
        新增1臺(tái)塔底抽出油循環(huán)泵和1臺(tái)40 m2的塔底抽出油循環(huán)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(huán)的人口設(shè)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％。