第一篇 一联合装置概况
1.1 概述
1.1.1规模及改造情况
石家庄炼油化工股份有限公司一联合装置是由北京设计院初步设计，于1978年3月正式破土动工，1980年初具规模。1981年在国民经济调整中，列为缓建项目，1982年1月按缓建维护工程准备生产，北京设计院负责维护方案改造设计，1983年3月常减压装置按维护工程方案开始试车生产。
装置由原油电脱盐、初馏部分、常压蒸馏部分、减压蒸馏部分、产品精制几部分组成。原设计加工华北任丘原油，初馏塔生产重整原料，常压塔生产汽油（或重整料）、灯煤（或航煤）、轻柴、重柴、蜡油，减压塔提供催化裂化原料（蜡油）。 1982年维护工程改造设计中，初馏塔仅做闪蒸塔不出产品，常压塔由四个侧线三个中段回流改为两个侧线一个中段回流，只生产汽油、煤油、轻柴油三个产品；减压塔由27层塔盘改为13层塔盘，只开两个侧线即减一线、减二线，减二线抽出设在原减四线抽出口位置，并改为全抽出集油箱，为催化裂化提供蜡油原料。
随着原油加工量的逐年提高，尽管做过几次改造，但基本上保持了维护方案流程，截止1989年装置实际
处理量在120～140万吨/年，仅占原设计能力的35～40％，装置能耗一直较高。1987年常减压装置按180万吨/年处理能力，恢复了初馏塔及航煤生产方案。1988年对常减压炉进行了合并改造，减压炉出口转油线由∮377管改为∮1632低速转油线。
1989年北京设计院负责常减压蒸馏220万吨/年节能改造设计，由本厂设计院负责产品精制部分按250万吨/年配套改造设计。节能改造按减压部分只生产催化裂化原料及部分常压重油原料直接供催化裂化原料（140℃），常压部分以灯煤方案为主，并兼顾生产航煤方案，精制部分以完善精制措施、提高操作自动化水平及加工各种原油的适应能力进行改造。
节能改造中，换热系统采用两路三段换热，共有换热器49台，其中9台螺纹管换热器总换热面积7298平方米，总换热量52MJ（4，471万千卡/时），平均热强度为6280千卡/时.平方米，初底油换热终温由220℃提高到280℃～290℃。 原油电脱盐采用了总公司组织鉴定并推广的国产化电脱盐成套设备。
常压塔塔体加高1200mm，增加两层浮阀塔盘，增设了常顶循环回流，常三线抽出口下拆除9层塔盘，塔盘由原48层改为41层，常三线抽出口改为全抽出集油箱，取消了过汽化油方案；另外增加了常顶油气和除盐水换热流程，以回收常顶油气低温位热能。
减压塔改造采用了干式减压新技术和三级蒸汽喷射泵抽空，塔上部∮4200段改用矩鞍环乱堆填料。
常减压炉在1988年改造的基础上对合并后的常减压炉做了进一
步完善，辐射室设吊挂式隔墙，防止常减压炉温互相干扰。火嘴由原Y型火嘴改用低风压油气联合燃烧器，考虑了回收常减压系统低压瓦斯。对流室各被加热介质进行了优化排列，对流室入口增设了烟气分配箱，设有五套1200×1500方形蝶阀，调整烟气的均匀分配，烟气余热回收系统由回转式空气预热器更换为热管空气预热器，以加强烟气余热回收，提高空气预热温度和加热炉热效率。 1992年考虑∮377输油管线的投用，结合加热炉现状，恢复原常减压炉，并对其进行改造，以解决常压炉大处理量卡脖子问题，常压炉由原设计三台控制阀六路进料改为四台控制阀四路进料。常压炉辐射室由原设计六路180根炉管改为四路176根炉管，常压炉出口转油线由原设计U型布管改为水平布管。减压炉由原设计四路120根炉管改为两路80根炉管，炉出口采用∮152－∮219－∮273－∮325逐级扩径技术。减压炉出口转油线采用炉管100%吸收热膨胀新技术。加热炉对流室过热蒸汽管由3路36根改为3路30根，解决过热蒸汽超温现象，常压塔底重油仍保持经对流室后进入减压炉辐射室流程，常压塔增加200#溶剂油方案及相应工艺流程和设备。
94年由本厂设计院设计，常减压蒸馏系统恢复250万吨/年加工能力，常压塔13～41层原重型浮阀更换为船型浮阀（石油大学），并对换热流程进行了局部调整，新增初馏塔顶循环水冷却器、减顶回流冷却器、航煤脱硫醇塔等设备。
近几年随着所加工原油的日趋劣质化，原油硫含量的上升，99年5月份装置停工检修，主要考虑常压炉出口分支转油线管线加粗及材质升级，减压炉出口裤式三通减薄更换，减渣系统部分管线材质升级为Cr5Mo，为了防止换热器结焦积垢，减渣系统增加注阻垢剂系统；另外初馏塔14～20层塔盘采用新型导向浮阀，材质升级为0Cr13；增加容005含硫水回收系统；初馏塔增开初侧线，以降低常压炉热负荷，适应装置大处理量生产。
2002年3月，由北京设计院设计对常减压装置进行350万吨/年加工含硫原油改造，实现了DCS操作。重点对换热流程进行了调整，原油换热改为四路换热；常压塔增开常三线出重柴油组份；减压塔盘更换10层清华大学开发研制的斜孔塔盘，减压增开减三线，提高减压拔出率，以降低减渣500℃前馏分；介质温度大于280℃的管线材质升级为Cr5Mo。
为进一步扩大装置加工量，在2004年05月进行短期改造，增设常压炉001/2，利旧原催化炉201，进料由四路调整为六路。常压塔塔盘开孔率进行调整。
2005年05月为进一步扩大装置加工能力，进行了扩容改造，设计加工量为500万吨/年。主要改造内容包括，初馏塔、常压塔、常压汽
提塔、减压塔全部更新，常压塔增设一条抽出侧线。初馏塔、常压塔、常压汽提塔采用石油大学船形浮阀，减压塔采用天津大学全填料技术；优化换热网络，增加新换热器及强化换热器；增加或更换部
分不能满足要求的机泵；介质温度大于240°的管线更换材质，对不能满足工艺要求的管线、阀门也进行更换；减顶抽空器，提高减压塔真空度；初顶空冷器更换1台新形板式空冷；电脱盐容001/1,2进行改造，由交流电脱盐改为交直流电脱盐，并对混合器及脱水形式进行改进。常压炉进料由六路调整为八路，减压炉由两路调整为四路。炉001/1利旧原常压炉，辐射室不动，对流室改造，余热回收系统原位更换空气预热器，增加空气跨线。炉001/2利旧原催化炉，辐射室由2路改为4路，对流室整体更换，余热回收系统原位更换空气预热器，增加空气跨线，鼓风机整体更换，引风机更换电机，空气预热器出入口烟道、风道相应更换。炉002取消对流室，改为纯辐射型并对辐射室进行改造。
1.1.2装置组成
装置由原油电脱盐、初馏塔、常压蒸馏、减压蒸馏、产品精制几部分组成。装置处理能力为500万吨/年，年开工时数为8400小时。
1.2 原料及产品性质
1.2.1 原料的一般性质
设计原料以华北原油、俄罗斯原油和阿曼原油和胜利原油。其混合比例为：华北原油：俄罗斯原油：阿曼原油：胜利原油：=60：150：170：120。
各种原油的主要性质
项目 单位 华北原油 俄罗斯油 阿曼原油 胜利原油
密度 kg/m3 880.7 834.5 857.6 925.4
酸值 mgKOH/g 0.082 0.03 0.28 0.89
盐含量 mgKOH/L 10.4 11.04 116 30.6
凝点 ℃ 34 ～11 ～31 11
残炭 m% 5.65 1.96 3.02 6.10
硫含量 m% 0.69 0.61 1.00 0.93
氮含量 m% 0.424 0.18 0.21 0.45
沥青质 m% 0.8 0.8 0.74 1.57
减温减压装置技术要求胶质 m% 15.14 13.83 16.18
含蜡量 m% 18.72 3.64 3.21 11.37
铁 PPm 5.05 6.25 4.03 7.41
镍 PPm 14.77 3.98 12.53 22.74
铜 PPm 0.18 2.28 0.21 0.21
钒 PPm 0.38 5.09 3.24 2.07
钠 PPm 9.48 0.00 2.12
钙 PPm 14.43 75.25
镁 PPm 3.74 27.50
馏程
100 V% 1.38 8.0 5.60
140 V% 2.75 16.30 12.50 0.60
180 V% 8.13 23.50 21.30 2.50
200 V% 10.00 26.80 25.00 3.80
220 V% 11.88 30.00 28.80 5.00
240 V% 14.38 33.00 32.50 6.30
260 V% 16.88 36.00 36.30 8.10
280 V% 20.25 39.80 40.00 10.00
300 V% 23.75 43.00 44.40 13.10
1.2.2 产品性质
产品性质表（工艺计算数据）
项目
名称 比重 分子量
M 特性因数
K 粘度 mm2/s
50℃ 100℃
原油 0.8717 11.96 45.53 16.92(80℃)
初顶气 0.5033 48 2.69 3.55
初顶油 0.7390 96 11.53 0.54 0.34
初侧油 0.7943 152 11.73 0.86 0.52
初底油 0.8938 325 12.06 55.53 20.50
常顶气 0.4517 28 14.31 8.19 10.75
常顶油 0.7651 122 11.68 0.67 0.42
常一线油 0.7882 139 11.78 1.12 0.6
6
常二线油 0.8116 164 11.74 2.27 1.19
常三线油 0.8362 209 11.83 6.31 2.28
常四线油 0.8539 261 11.94 17.37 4.20
常五线 0.8780 330 12.03 42.20 5.60
常底油 0.9332 512 12.11 86.03（80℃） 41.27
减顶气 0.5550 51 13.86 4.49 5.95
减顶油 0.7322 105 10.97 0.61 0.38
减一线 0.8587 335 11.95 7.24 2.48
减二线 0.8931 394 12.08 29.00 5.67
减三线 0.9220 508 12.13 171.34 15.81
减压渣油 0.9755 752 12.14 885.7(80℃) 326.3
常顶循 0.7651 61 11.23 0.76 0.47
常一中 0.8216 180 11.78 1.38 0.81
常二中 0.8470 240 11.90 2.97 1.43
减顶回流 0.8587 272 11.95 7.24 2.48
减一中 0.8931 394 12.08 29.00 5.67
减二中 0.9220 509 12.13 171.34 15.81
1.3 主要操作条件
初馏塔 常压塔 减压塔
项目 采用值 项目 采用值 项目 采用值
一.压力MPa(表) 一压力MPa(表) 一.压力Pa(绝)
塔顶 0.04 塔顶 0.04 塔顶 2000
汽化段 0.055 汽化段 0.07 汽化段 3400
二.温度℃ 二温度℃ 二温度℃
塔顶 115.5 常顶 122 减顶 70
侧线抽出 156 顶回流 60 顶回流 60
汽化段 217 常一 166 减一 154
常二 194
顶回流 40 常三 254 减二 261
塔底 213 常四 310 减三 331
常五 343
原油进装置 40 汽化段 362 汽化段 361.4
脱盐温度 129 顶循抽出 142 减顶循出 154
脱后原油含水 ≤0.3% 顶循返回 80 减顶循入 60
脱后温度 127 常一中出 225 减一中出 261
含水量Kg/h 常一中返回 155 减一中返回 210
进初馏塔温度 225 常二中出 290 减二中出 331
常二中返回 210 减二中返回 247
塔底 357 塔底 357．6
过热蒸汽 400 减压炉出口 385
常压炉出口 365
三.流量 kg/h 三. 流量 kg/h 三. 流量 kg/h
塔顶回流量 43152 塔顶回流量 9636 减顶循 28843
过汽化油量 过汽化油 减一中 142857
顶循 142857 减二中 104762
一中 190476 一线+顶循 40863
二中 152380 二线+一中 193668
三线汽提蒸汽 700 三线+二中 141409
四线汽提蒸汽 700
塔底汽提蒸汽 4100
1.4 物料平衡
年开工时数8400小时
名称 馏分范围
℃ 收率
w% 公斤/时 吨/天 万吨/年 备注
入方：
混合原油 100.00 595238 500
出方：
初顶气 ≤C4 0.20 1190 28.56 1.00 作燃料气/轻烃回收
初顶油 HK～100 10.8 63816 1531.58 53.61 重整原料
（初侧油） 100～160 (1.76) (11000) 264.00 9.24 去常压塔
（初底油） >160 (87.23) (519232) 12461.57 436.15 去常压炉
常顶气 ≤C4 0.046 283 6.79 0.24 作燃料气/轻烃回收
常顶油 100～170 3.52 20984 503.62 17.62 重整原料
常一线 150～170 1.0 5972 143.33 5.02 溶剂油
常二线 170～250 7.52 44800 1075.2 37.63 分子筛（或航煤）
常三线 250～300 9.71 57824 1387.78 48.57 柴油组份
常四线 300～350 6.02 35830 859.92 30.10 柴油组份
常五线 350～380 5.91 35154 843.70 29.53 作催化原料
（常压拔出） ≤355 (44.75) (266366) 636392.78 223.75
常压渣油
>355 55.25 328872 7892.93 276.25
去催化常渣 138872 3332.93 116.65 催化原料
去减压常渣 190000 4560 159.6 减压原料
减压出方：
减顶气 0.1 400 9.6 0.34 作燃料
减顶油 0.54 805 19.32 0.68 柴油组分
减一线 355～400 6.32 12019 288.46 10.10 催化原料
减二线 400～460 26.74 50810 1219.44 42.68 催化原料
减三线 460～525 19.29 36647 879.53 30.78 催化原料
减压拔出 ≤525 52.99 100682 2416.37 84.53
减渣 >525 47.01 89318 2143.63 75.03 焦化原料/催化原料
1.5 工艺流程说明
1.5.1原油系统
原油进装置由原油泵升压，分四路去换热系统。换热一路依次与减一线及减顶循（2）（E1-001/1,2）、常三线（4）（E1-002/1，2）、减三线（E1-003/1～4）换热至128℃；换热二路依次与常四线（4）（E2-001/1，2）、常五线（2）（E2-002）、常二线（2）（E2-003）、常一中（2）（E2-004/1～3）换热至149℃；换热三路依次与常二线（3）（E3-001）、减二线（2）（E3-002）
、减一及减顶循（1）（E3-003）、常渣（4）（E3-004）、常四线（3）（E3-005）换热至119℃；换热四路依次与常顶循（E4-001/1～3）、减二线（1）（E4-002）换热至123℃。四路合并进电脱盐部分。在电脱盐部分，原油分二路，一路与注水、破乳剂相混合进入一级电脱盐罐（D-001/1），另一路与注水、破乳剂相混合进入一级电脱盐罐（D-001/2）。二路原油经过D-001/1，2后合并再与注水、破乳剂混合进入二级电脱盐罐（D-001/3），在此脱盐脱水。电脱盐注水自污水汽提装置由泵送来，在E-009/1，2和含盐污水换热升温后分别注入D-001/1～3。含盐污水经和脱硫净化水换热，经循环水冷却（L-009）到50℃后排至含盐污水系统，破乳剂、注水均由泵注入。
自D-001/3出来的脱盐后原油分四路重新进入换热网络进一步换热。换热一路和常渣（3）（E1-011/1～8）换热到223℃，换热二路依次与常二线（1）（E2-011/1，2）、常三线（2）（E2-012/1，2）、常二中（2）（E2-013/1～4）换热至240℃；换热三路依次与常三线（3）（E3-011）、减渣（5）（E3-012/1～4）、减二及减一中（E3-013/1～4）换热至237℃；换热四路依次与常一中（1）（E4-011/1～3）、减渣（4）（E4-012/1，2）、常三线（1）（E4-013）、常四线（2）（E4-014）、常五线（1）（E4-015/1，2）换热至242℃。四路合并（225℃）后进入初馏塔（C-001）。
1.5.2初馏塔系统
初馏塔共23层塔盘，采用石油大学研制的船形浮阀。
初顶油气自塔顶馏出，注入氨水、缓蚀剂、水后，部分加热自减顶抽空器水冷器来的新鲜水（L-001/1）、部分经循环水冷却器（L-001/2）冷却，然后二路物料混合（60℃），去初顶后冷器（A-026/1～3）进一步冷却至40℃，进入初顶回流产品
豫公网安备41160202000603
站长QQ:729038198
关于我们
投诉建议