作者：李雁翎 何铁钢 王洪武
1.概述
辽阳石化分公司动力厂1#空分塔系统建于1988年，1989年投入运行，主要为辽阳石化公司各生产装置提供动能产品，产品包括高纯氧气、氮气，氧气供烯烃厂环氧乙烷/乙二醇装置作为原料使用。
该装置于1997年进行了改造，由原来的板式切换流程改为分子筛吸附流程，氮气产量由原来的3200m3/h提高到8000～9000m3/h。2018年11月至2019年4月，公司在原有装置的基础上先后对1#空分塔、空压、氧压及氮压系统进行DCS升级改造，完成了对1#空分塔超期运行控制系统进行国产化升级改造、对老旧控制系统进行升级完善、对原有控制系统进行安全隐患治理三方面内容，原工艺联锁及控制方案不变。
装置的工艺流程为原料空气由吸入塔吸入，经空气过滤器清除杂质，由透平空气压缩机等温压缩，进入空气冷却塔内，与冷却水进行换热，经喷淋降温洗涤，温度降到30℃左右，压力流量不变，再经过小板式换热器与冷冻机组来的冷冻水进行热交换，然后进入水分离器除掉由于降温后析出的冷凝水，再进入分子筛吸附器组，将空气中的水份、二氧化碳、乙炔等碳氢化合物吸附，净化后的空气进入分馏塔系统；进入分馏塔系统的空气在主换热器中与返流的氧、氮、污氮进行热交换，温度由10℃降至-171℃，部分空气液化，进入下塔，一部分空气从主换热器中部抽出直接进透平膨胀机，称为中抽气。
空气在下塔经过61块塔板精馏，分离为富氧液空积聚在塔底，富氧液空经过主过冷器过冷，再经JL-101阀节流降压送入上塔中部，在下塔顶部获得纯氮，纯氮进入主冷氮侧，被液氧冷却成液氮，大部分经DX-110阀回流到下塔顶部作为回流液参与下塔精馏，分馏塔系统制冷量绝大部分由透平膨胀机组产生。在上塔，由液空、污液氮、纯液氮和膨胀空气组成的物料经过二次精馏，在上塔底部(即主冷液氧侧)获得含氧为99.5%的液氧，在上塔顶部获得含氮为99.999%的纯氮气。
流量为3200m3/h产品氧气由上塔底部抽出，经过主过冷器，主换热器复热回收冷量，送出塔外，经氧压机加压后送入氧气管网。流量为8000～9000m3/h产品氮气由主过冷器，主冷换热器复热回收冷量，送出塔外，经氮压机加压后送入氮气管网；其余的污气氮，由上塔上部抽出，经污氮过冷器，主换热器复热器复热回收冷量后，送出塔外，进入分子筛吸附器系统，作为再生气用于吸附器再生加热冷吹，其余通过DX-320阀放空。
采用DCS操作后，操作的自动化程度大幅提高了，但各单元操作关联性大大增加，使调整过程增加了许多操作难点，例如空分塔出塔氧气、氮气送出量和产品纯度的不稳定，空分塔工况受到的影响也增加，从而影响氧压机、氮压机一级吸入压力不稳定并使管网压力造成波动，为解决此操作难题，车间有关技术及操作人员经过论证实践，终于解决了这一难题。
2.操作难点
2.1送出流量变化
1#塔DCS改造后，氧气、氮气送出流量发生了变化，氧气送出量最大值只有2800m3/h，设计值3200m3/h(改造前用手操器操作时可达到设计值)，氮气最大值接近8000m3/h，设计值8000m3/h，继续增加氧气送出量，氮气送出量时，氮气、氧气纯度均发生跑纯现象，(氮气纯度高于1010-6V/V，氧气纯度低于99.5%)，且无法恢复正常。
2.2控制方式变化
氮气送出流量的多少是流量控制方式，设定值设定后，氮气送出量有200m3/h的上下偏差，从而造成出塔氮气送至缓冲罐，进入氮压机吸入管线时，吸入压力的不稳定，这种不稳定性对空分塔的精馏工况和氮气管网压力影响较大，有时超出送出量8000m3/h。
氧气送出流量设定自动调整后，流量送出值波动也较大，例如设定值在2700m3/h时，波动值在2500m3/h到2900m3/h区间波动，进而造成空分塔精馏塔工况及氮气纯度波动，尤其是氧气纯度波动很大，达到峰值2900m3/h时，氧气纯度产生跑纯现象。
氮气放空阀调节阀DCS改造后是手动调节控制方式，由氮气放空阀调节氮气送出量，在开度达到10%左右时，用DCS调节放空量的时候，每档开度最小为0.25%，对氮压机吸入压力影响很大，调节不但频繁及吸入压力不稳定，氮气总回流阀随之自动调整开度。
2.3板式温差变化
1#塔在1997年改造升级时利用原可逆式板式换热器进行的升级改造，第一大组第二大组板式换热器返流气体走氮气，而第三大组第大四组板式换热器返流气体走氧气和污氮。由于返流气体流量分配不均匀，时常造成板式热端温差和板式换热器回收返流气体冷量不平衡的现象，今年4月份进行DCS改造后，由于氧氮送出流量的不确定，造成氧气、氮气、污氮三种返流气体温差扩大现象，且调整难度大，从而造成冷量回收不好，冷损增大。
2.4系统压力变化
由于公司的节能降耗运行模式，两台运行氮压机运行时，现场单机手动循环调节阀全部关闭，以提高管网氮气送出量，这样就造成氮压机吸入压力没有了缓冲调节方式，循环阀的关闭，影响氮压机吸入压力的因素增多，尤其是氮气送量的变化影响较大。
系统压力的变化对空分塔工况的影响增大，使氧氮产量及送出量不稳定性增加，尤其是分子筛切换期间，均压时造成系统压力下降，氧气送出流量下降，且上塔主冷液位，下塔液空液位均造成大幅波动，直接造成氧氮产量纯度均下降。
2.5主冷排液量变化
空分塔要确保安全运行，经过分子筛吸附剂清除空气中的水分、二氧化碳碳氢化合物等杂质外，通常采取主冷排液的方式排除液氧中的碳氢化合物。主冷液面控制在2.1到2.8米。空分塔DCS改造后，主冷液面排液到2.1米时，关闭主冷排液阀，主冷液面经常出现下降的趋势，同时氧气纯度发生波动。
3.解决措施
3.1送出流量调整
根据氧气送出量的最大值及氧气纯度的变化，将氧气送出量调节至2800m3/h，送出阀由原自动控制调节方式改为手动控制调节方式，使氧气送出量及纯度达到稳定，空分塔主冷液面稳定，上塔下部参数正常。
氮气送出流量控制调整由原来的7900～8000m3/h之间调整为7800m3/h，使波动值区间在7700～7900m3/h之间，使氮气纯度保持稳定，塔上部温度，塔上部压力及塔各部阻力正常。
3.2控制方式调整
氮气放空阀进行氮气放空调整可由DCS操作最小档0.25%操作与手动输入数值0.1%操作两种方式配合进行，这样使放空量调整缓慢渐近，这样会使氮压机吸入压力波动减小，从而使空分塔精馏工况稳定，不使空分塔工况波动较大，氧气、氮气纯度合格。
将氮压机吸入压力值与总循环开启压力值调整至接近相等，使氮压机吸入压力运行稳定，保证分子筛切换期间或者管网压力波动期间氮气总循环调节阀的补充调节作用，降低因为氮压机吸入压力过高对空分塔精馏工况的影响，避免氮气送不出去，空分塔超压，进而造成空压机自动放空，空分塔工况大幅波动的产生。
3.3板式温差调整
氧气送出流量经过手动控制稳定后，板式热端温差由氮气通道的第一大组第二大组板式的正流通道，则由空气调节阀TG-327阀控制调整，使板式热端温差达到平衡稳定，保证板式不出现偏流，温差在规定范围内，冷量得到充分回收。
3.4系统压力调整
为避免分子筛切换期间系统压力降低过多，将分子筛吸附器系统中均压阀QD-311前的手动闸阀关小，控制均压阀速度均匀，均压时间15分钟，待使用吸附器压力缓慢变化，不对分子筛吸附剂冲击过大，使系统压力在切换期间保持相对稳定。将空压机出口压力控制在0.54～0.56MPa之间，避免因分子筛切换时造成系统压力过高或过低，尤其是压力超高会造成空压机联锁动作保护，紧急放空阀开启，对空分塔影响很大。
3.5主冷排液量调整
为保证主冷液面稳定，且能保证主冷的安全运行，在排液操作时，主冷液面排至2.4米时，停止排液，这样能维护主冷液面不下降，在膨胀机制等制冷的作用，空分塔的精馏，各换热器的冷量交换，空分塔冷量略有余量。主冷液面在2.4米以下时可能存在显示失准问题。
4.产生操作难点的原因
4.1装置老化，运行周期长
由于该装置是基于原空分装置的基础上进行的控制系统升级，该装置已运行三十多年，设备老化，塔内塔板或主换热器、过冷器可能存在通道堵塞，精馏工况不能达到原始设计值，塔内冷量损失较大，管线、阀门存在泄漏点，手动阀门较多，操作精准度不高，且生产工艺与现代的第五代第六代空分生产工艺存在很大的差距。
4.2仪表失灵或失准
仪表流量计和阀门控制系统失灵或不准，脉冲大或仪表PID系数设置不合理，与现场阀门动作速度不一致，输入信号与输出信号不能保持稳定传送或转换。DCS改造时所有仪表一次阀管没有更换，尤其是塔内部分各取压点仪表管，有堵塞、压瘪、损坏、泄漏等，造成数据传输失真或一个区间内显示较准确，出现零点飘移或最大量程不够等现象。
4.3配套机组影响
该空分塔配套的原料空压机也已运行三十多年，出口压力调整区间减少，出力不足，出口压力经常低于0.54MPa，而在这样的系统压力下，维护空分塔的正常生产非常困难。膨胀机系统5月份进行了改造，改造后与空分塔上塔精馏工况关联性增大，膨胀量的变化，直接影响空分塔上部精馏工况。
5.结语
虽然1#空分塔DCS改造后存在诸多的操作难点，但经过车间技术人员及操作人员的探讨及操作调整实践经验，通过采取各种有效控制措施，确保了装置的平稳运行。在今后装置的运行中，及时发现工艺参数变化趋势，在出现波动时要及时查找原因，精心调整，及时调整阀门开度，尤其是氮气、氧气送出量与氮压机、氧压机吸入压力的配合调整，用放空阀调整，保证空分塔不憋压，氮气、氧气能够正常送出空分塔，同时保证吸入压力的平稳，防止倒机操作时因吸入压力低联锁停车现象的发生。在增加氧气、氮气送出量时，一定要保证纯度。车间加强岗位人员的培训，改变以往手动操作阀门的习惯，对DCS画面中参数精细调整，保证空分塔负荷稳定，氧气、氮气送出流量平稳。
