常减压工艺介绍（共13篇）
常减压工艺介绍 篇1
我国常减压蒸馏装置运行水平的基本评价
1.1 概 述
2001年,中国石油化工股份有限公司(中国石化)共有69套常减压蒸馏装置,总加工能力154M/a,单套装置的平均加工能力2.232 Mt/a,平均加工量1.589 Mt/a,负荷率71.2%,平均总拔出率62.72%,平均能耗为494.88 MJ/t;中国石油天然气股份有限公司(中国石油)共有53套常减压蒸馏装置,总加工能力110.75Mt/a,单套装置的平均加工能力2.09 Mt/a,单套装置的平均加工量1.56Mt/a,负荷率74.6%,平均总拔出率57%,平均能耗为474.36 MJ/t。
1.2 SOLOMON公司评价数据的简要分析
表1列出了中国石油典型常压蒸馏装置绩效与亚太地区炼油厂同类装置的对比情况(2000年数据)。从表1可以看出,在装置能力基本相同的情况下,装置利用率、机械耐用度、年维修费用等绩效指标相差不大,但长周期运行指标还存在较大的差距,亚太地区炼油厂常压蒸馏装置的两年内一般维修平均停工天数只有0.6 d,我国6家油厂中最多的为4.5 d,亚太地区炼油厂同类常压蒸馏装置单周期运行50.2个月,相当于4.2 a,而我国6家炼油厂常压蒸馏装置平均运行2.3 a,差距相当大。
表2列出了中国石油典型减压蒸馏装置绩效与亚太地区炼油厂同类减压蒸馏装置的对比情况(2000年数据)。其评价结果与常压蒸馏装置相当。
1.3 与国际先进水平的对比
表3是国内常减压蒸馏装置与国际先进水平对比。国外常减压蒸馏装置的开工率一般在90%以上,开工周期可达4~5 a,加热炉热效率可达94%以上,减压馏分切割点,燃料型装置一般为565e。据Exxon公司发表的专利,作为催化裂化装置原料的减压馏分油(VGO)切割点高达579~704e,作为润滑油装置原料的VGO切割点最高为607~627e,而国内减压蒸馏的VGO切割点约为520e。
综上分析,与国际先进水平相比,我国常减压蒸馏装置仍然存在较大的差距,主要是装置规模小、运行负荷低、运行周期短、关键工艺技术相对落后、能耗依然偏高等。
表1 中国石油典型常压蒸馏装置绩效数据对比
常压蒸馏装置亚太地区平均装置1装置2装置3装置4装置5装置6
能力/dam3#d-19.507 11.081 10.445 9.062 9.221 10.891 8.013
利用率,% 80 86 72 99 78 90 45
检修期外的利用率,% 84 86 72 99 85 90 45
无降量时机械耐用度,% 97.1 97.7 90.2 97.3 96.8 95.5 98.7
无降量时操作耐用度,% 96.9 97.7 90.2 97.3 96.8 95.5 97.8
有降量时机械耐用度,% 97.0 97.7 90.2 97.3 95.5 95.1 99.7
有降量时操作耐用度,% 96.9 97.7 90.2 97.6 95.5 95.1 97.2
两年一般维修平均停工天数0.6 1.0 1.5 1.0 4.5
单位加工能力维修费用/US$#m-3#d-186.8 12.6 69.2 19.5 57.9 47.2 116.4
大修实际间隔时间/月50.2 24 21.5 36.1 33 14.9 37.4
大修停工时间/d 29.1 17 32 30 30.6 19 10
表2 中国石油典型减压蒸馏装置绩效数据对比
减压蒸馏装置亚太地区平均装置1装置2装置3装置4装置5
能力/dam3#d-15.994 5.580 4.674 10.016 8.744 8.712
利用率,% 85.8 74.8 76.1 98.0 82.3 90.0
检修期外的利用率,% 85.8 74.8 76.1 98.0 88.5 90.0
无降量时机械耐用度,% 96.0 97.6 93.6 86.5 97.4 95.5
无降量时操作耐用度,% 95.2 97.6 93.6 86.5 97.4 95.5
有降量时机械耐用度,% 95.9 97.6 93.6 86.5 96.8 95.1
有降量时操作耐用度,% 95.0 97.6 93.6 86.5 96.8 95.1
两年一般维修平均停工天数0.6 1.0 1.5 1.0
单位加工能力维修费用/US$#m-3#d-1157.2 21.4 134.0 18.2 14.5 45.5 大修实际间隔时间/月34.4 24.2 13.5 11.0 33.4 14.9
大修停工时间/d 31.8 18.0 16.0 45.0 25.7 19.0
常减压工艺介绍 篇2
初馏塔是石油炼化中最重要的设备之一[5], 它是石油转化为下游产品的关键设备, 初馏塔的设计决定了石油转化后的成分和转化效率。塔设备技术的发展大大促进了石油化工工业的发展, 满足了社会发展的需要, 促进了人类文明的进步。
1 工艺流程描述
原油从石油管道出来后, 温度为45℃, 压力为2.1MPa, 进入E104AB和E105AB换热器进行预热, 温度达到75℃。分两部分各依次进入多个换热器, 一部分经过E1101A-D、E1102AB、E1103AB、E1104AB 4个换热器, 另一部分经过E1201A-D、E1202AB、E1203AB、E1204AB、E1205A-C 5个换热器, 两部分温度都达到145℃。然后同时进入电脱盐碱反应器R1203AB中进行脱盐操作, 脱盐后分两部分进入换热器中继续进行升温操作, 各进入5个换热器, 温度均达到230℃, 压力为0.3MPa。
温度为230℃, 压力为0.3MPa的原油进入初馏塔T101进行精馏操作, 塔底油分由初底油泵抽出后, 再通过换热器升温后进入常压加热炉F101生成轻油。
中间油分被初侧油泵P107抽出后, 温度达到156℃, 压力为0.5MPa;再进入常一中返塔T102继续进行精馏操作。
塔顶油分进入初顶空冷器E101A-F冷却后, 温度降为60℃, 再进行冷却操作后直接进入初顶产品罐生成产品。部分进入初顶回流泵, 再返回初馏塔进行精馏操作, 以保证塔顶产品的纯度。
2 工艺计算
2.1 设计条件
T=230℃, P=0.3MPa, 处理量q=312500kg/h, 进料为原油, 出料为拔头油、石脑油和拔头原油。
2.2 物料计算
物料平衡可由同一原油, 同一产品方案的相同装置的初馏塔的生产数据确定, 确定后列出物料平衡表。
3 确定塔顶温度、抽出线温度和估计塔底温度
3.1 塔顶温度
塔顶温度为塔顶产品在其油气分压下平衡蒸发100%的温度。且当塔顶的不凝气量很少 (如原油常减压蒸馏装置的初馏塔、常压塔、减压塔) 时, 可近似认为不凝气的分压对塔顶温度没有影响。但所确定的温度较实际塔顶温度约低3%, 可将所得的塔顶温度乘以系数1.03作为实际塔顶温度。
拔头油在其油气分压下平衡蒸发100%的温度是116.5℃, 则确定实际塔顶温度为120℃。
3.2 抽出线温度
一般来说, 侧线抽出口温度为油品的终馏点温度, 即干点温度。石脑油的干点温度为149℃, 考虑到原油的品质和成分波动, 则实际抽出口温度比油品干点温度略高, 以保证石脑油的全部馏出, 确定实际侧线抽出口温度为156℃。
3.3 塔底温度
为保证原油的稳定性, 保证原油在经过初馏塔除去拔头油后, 塔底的拔头原油稳定的进入常压塔进行精馏。所以塔底温度比进料温度略低一点, 进料温度为230℃, 取塔底温度为226℃。
4 决定塔板数、塔顶压力和塔板压力降
4.1 由于原油是由各种沸点不同的碳氢化合物组成的极其复杂的液体混合物, 同时原油蒸馏所得产品精度要求也较低, 因此关于回流比、最小塔板数等的计算还仅限于经验。设计塔板数时可根据国内大型炼油厂的推荐使用塔板数[7]确定初馏塔的塔板数。
所确定的各油段塔板数如下:
拔头油—石脑油段:12层
原料油—侧线出油段:6层
塔底汽提段:4层
所以全塔的塔板数为22层。经计算塔的有效高度为27.974m
4.2 决定塔顶压力
取塔顶产品罐压力为0.008MPa。塔顶采用二段冷凝冷却流程, 取塔顶空冷器压力降为0.01MPa;使用一个管壳式冷凝冷却器, 壳程压力降为0.012MPa (包括管线) 。所以塔顶压力为:0.008+0.01+0.012=0.03MPa
4.3 决定塔板压力降
采用浮阀塔版, 每快塔板的压力降取为4毫米汞柱, 这样侧线抽出层和进出口的压力即可决定如下:
塔顶压力0.03MPa
侧线抽出塔板上压力0.5MPa
原油进口塔板上压力0.3MPa
塔底出口压力2.2MPa
3结语
本设计对原油炼化的初馏塔进行了工艺设计。由设计条件中设计温度230℃, 设计压力0.25MPa, 风压539Pa, 地震设防烈度7度, 场地类别Ⅱ, 超声波探伤100% (焊缝系数为0.85) 等参数对初馏塔进行了设计。本设计选取了板式塔中的浮阀塔, 塔高为27.9m, 塔径为2.6m, 名义壁厚为14mm。
摘要：石油被广泛运用于交通运输、石化等各行各业, 被称为经济乃至整个社会的“黑色黄金”、“经济血液”。初馏塔是石油炼化中最重要的设备之一, 它是石油转化为下游产品的关键设备。初馏塔的设计决定了石油转化后的成分和转化效率。塔设备技术的发展大大促进了石油化工工业的发展, 满足了社会发展的需要, 促进了人类文明的进步。本文设计的是250万吨常减压初馏塔工艺设计, 初馏塔工艺设计内容主要包括工艺流程简述和工艺计算。
关键词：初馏塔,工艺设计,工艺流程简述,工艺计算
参考文献
[1]李淑培.石油加工工艺学[M].中国石化出版社, 2006, 3:155-175.
常减压工艺介绍 篇3
[关键词]减压深拔、蒸馏、系统、拔出
[中图分类号]TQ016 [文献标识码]A [文章编号]1672-5158（2013）06-0211-01
前言
目前我国的减压深拔成套技术是从国外引进的减压深拔工艺包，国内对该项技术的吸收掌握还需要一段时间。通常来讲，国外的减压深拔技术是指减压炉分支温度达到420℃以上，原油的实沸点切割点达到565～620℃。我国近几年新引进的减压深拔技术是按原油的实沸点切割点达到565℃设计，也即是国外减压深拔技术的起点，其余减压装置未实现深度拔出的主要原因是装置建成时间较早，当时多按原油实沸点切割点为520～540℃设计，无法实现减压深拔。
一、影响减压系统拔出率的因素
减压塔汽化段的压力和温度是影响减压拔出深度的两个关键因素。炉管注汽量、塔底吹汽量、进料量、洗涤段的效果等对总拔出率也有影响。
汽化段压力由汽化段到塔顶总压降和塔顶抽真空系统操作决定，汽化段真空度越高，油品汽化越容易，减压拔出深度越高（国外的先进设计，汽化段残压可以达到1.33～2.00kPa）。汽化段温度的提高受限于炉管的结焦和高温进料的过热裂化倾向，在汽化段压力不变的情况下，以不形成结焦和过热裂化为前提，应尽量提高汽化段温度。汽化段温度升高，油品汽化程度也会增加，减压拔出深度提高。
二、存在的主要问题
通过分析未达到深度拔出的装置主要表现出以下几个问题。
1、常压系统拔出率不足造成减压系统超负荷，多数装置的常压渣油3500C馏出为5%以上，最高达到15%。常压渣油中的柴油组分过多会增加减压炉的负荷，增大减压塔的汽相负荷，并加大减压塔填料层（或塔盘）的压降，直接影响到减压塔汽化段的真空度。
2、减压炉出口温度较低造成油品汽化率较低，提高减压炉出口的温度主要受以下几个因素制约：（1）炉管的材质不能适应提温后的炉管热强度，也不能抵抗高温下的环烷酸腐蚀，应进行材质升级，尤其是扩径后的几根炉管。（2）炉管吊架材质需要升级以适应提高炉温后的炉膛辐射温度。（3）注汽流程部分装置在日常操作中没有投用。合理的注汽位置应设在对流转辐射的炉管内，此点注汽能很好的起到降低炉管内的油膜温度和缩短油品停留时间的作用，降低油品在炉管内的结焦风险。（4）部分老装置的减压炉炉管表面热强度已超过设计值，需对减压炉进行扩能改造。
3、汽化段的真空度较低造成油品汽化率不足，部分装置减压进料段的真空度较低，直接影响了常压渣油的汽化率和减压系统的拔出深度。汽化段的真空度主要受塔顶真空度和塔内件压降两方面的限制。
4、无急冷油流程而无法控制提温后塔底的结焦风险，老装置由于设计时未考虑减压深拔操作，一般没有顾及提高进料段温度后会造成塔底温度升高，易造成管线、换热器、控制阀、塔底结焦、减压塔塔底泵抽空等影响，很多减压装置未设置急冷油流程，无法控制提温后塔底的结焦风险和塔底裂解气的产生，对装置的长周期运行和塔顶真空度的控制有着不利影响；部分装置虽没有设置专门的急冷油流程，但设有经过一次换热后的减压渣油作为燃料油再返回减压塔底的流程，同样可以起到降低塔底温度的作用。
5、机泵封油的性质和流量对减压渣油500℃馏出有影响，减压塔塔底泵采用减压侧线油作为封油，但仍有部分装置使用直馏柴油作封油。直馏柴油或封油（蜡油）量较大会提高减压渣油中500℃馏出量，还可能造成减压塔塔底泵抽空。
6、减压塔底汽提蒸汽过小或未投影响了塔底的提馏效果，部分装置减压塔的负荷已经较大，为避免降低塔顶真空度而未投减压塔底吹汽或吹汽量较小。另外，少量装置本来按湿式操作设计，在生产中为了降低装置能耗而停止吹汽。
三、提高减压系统拔出率的措施
提高常减压蒸馏装置减压系统的拔出深度是一项综合工程，首先要从完善减压塔的设计及塔内件的选择人手，其次要根据原油性质变化及时调整操作参数，在确保安全和不影响装置运行周期的情况下，提高减压系统的操作苛刻度。
1、提高蒸馏装置减压系统的设计水平
（1）减压炉和转油线的设计对汽化段的压力有较大影响。采用炉管扩径，注汽等可提高汽化段温度，提高炉出口汽化率；转油线温降小可有效降低炉温，从而较少裂解和保证高拔出率所需温度。
（2）采用低压降、高分馏效率、大通量的塔盘和填料，不但可以提高馏分油的收率和切割精度，还可以大幅提高分馏塔的处理能力。采用填料的减压塔一般全塔压降小于20mmHg，而板式减压塔压降明显大，是填料塔的一倍以上。
（3）改进抽真空系统的设备水平，提高塔顶真空度。
（4）改进减压进料分布器的结构，适当增加进料口上方的自由空间高度，可减少雾沫夹带量。
（5）为避免减压塔底结焦和减少裂解气体生成，减压塔底部应设置急冷油流程，控制塔底温度不超过370℃。
（6）常压塔的设计要着力考虑降低塔底重油中350℃以前馏分的含量，防止过量的应在常压塔拔出的柴油组分进入减压塔，致使减压塔顶部负荷偏大，顶温高，真空度低，影响总拔出率。
2、提高常压系统的拔出率
常压系统的拔出率对减压深拔的影响很大，应根据加工原油性质的变化尽可能地提高常压塔的拔出率，降低常压渣油中350℃含量到4%以下。主要措施有控制合理的过汽化率，提高常压炉出口温度、降低常压塔顶压力、调整常压塔底吹汽量和侧线汽提蒸汽量、提高常压侧线的拔出且（尤其是常压最下侧线）。
3、提高减压炉出口温度和减压塔进料温度
在拥有相关工具软件的情况下，应根据加热炉的设计参数和进料性质进行模拟计算，绘制加热炉的结焦曲线，以模拟结果为指导逐步提高炉温；即使没有炉管结焦曲线的模拟软件，也可小幅提高炉温并增大炉管注汽，观察减压塔操作工况确定合适的炉温并维持操作，首先要达到设计温度，在此基础上再增加炉管注汽，继续提温。
4、提高减压塔顶真空度，合理分配炉管注汽和塔底吹汽
优化减压塔顶抽空器和抽空冷却器的运行，减少抽空系统泄露，保证塔顶真空度。合理分配炉管注汽和塔底吹汽的流量，控制减压系统总注汽量，减少对真空度的影响。
5、优化洗涤段的操作，优化减压塔取热分配，控制合理的减压塔底温度
要确保洗涤段底部填料保持润湿，即合理的喷淋密度能够保证总拔出率和减压馏分油的质量，洗涤段操作效果好，可以降低过汽化率，在同样的烃分压和蜡油质量的前提条件下可以提高拔出率。为提高装置总拔出率，减压塔的取热可作适当调整，降低减压塔下部中段回流取热量，以增加减压塔上部气相负荷。投用减压塔底急冷油流程，控制塔底温度不超过370℃即可，过多的急冷油量会影响塔底的换热效率。
四、提高减压系统拔出率应注意的事项
（1）应根据减压渣油的加工流向确定是否适合深拔操作，减压渣油作延迟焦化原料和减压渣油虽作催化裂化原料，但由于催化消化不完还有减压渣油作燃料油或外售的蒸馏装置。
（2）原油实沸点切割达到565℃时，减压塔最下侧线的干点必然在580℃以上，若有携带现象还将导致蜡油中的沥青质和重金属含量上升，可能会给加氢裂化装置带来操作问题，建议实施深拔后重新考虑重蜡油的流程走向，由现在的进加氢裂化改进蜡油加氢处理或催化裂化装置等。
常减压装置改造工程审计报告 篇4
Ⅰ套常减压增加轻质原油处理能力改造工程由石化***(以下简称施工单位)承包，并炼油大修期间竣工。根据公司对700万吨改造工程进行跟踪审计的要求，我们对该工程决算进行了审计，现将审计情况汇报如下：
一、基本情况
施工单位报来的该项工程决算为1920.32万元，经预算科审核后，核减到1796.66万元，共核减了123.66万元。
本次审计我们查阅了有关施工图纸、工程联系单和竣工资料，走访有关人员与单位，实地察看了现场，并对工程决算中的部分数据进行了必要的测量。经重新审核后，确定该工程决算为1646.02万元。应在预算科审核的基础上再核减150.64万元。
二、存在的主要问题
1、未能严格执行预算定额的规定，多乘各种系数，多计工程费用。
（1）塔盘安装工程，应直接套用相应的预算定额（省定额站有明确解释），三公司却在定额基础上乘以2.84系数，多计工程费用13.60万元。
（2）送配电系统调试项目，预算定额规定，只有10KV以上的六氟化硫断路器和空气断路器才可乘1.3系数，本改造工程中的高压开关柜断路器，是真空断路器，且仅 为6KV，决算中却照乘1.3系数，多计工程费用1.2万元。
（3）铜芯电缆敷设及电缆头制作，应分别乘1.4和1.2系数，当由于设计变更减少而相应调减费用时，也应乘上这两个系数。决算未乘，多计工程费用0.43万元。
2、多计工程量
多计工程量的类型有以下五种：
（1）图纸与联系单上均未反映、实际也未发生的工程量。①经查，仪表工程的温度汁、热电偶套管及液位进行解体或试压，决算多计该部分费用0.4万元。
②电气工程中的高、低压开关柜是成套电气设备，未发生盘柜配线工程量，决算列入3768米盘柜配线工程量计1.88万元。
③新泵未更换机械密封，决算列入14台泵的机械密封更换多计1.55万元。
④虚计高压开关柜内的柜内母线安装费1.55万元。⑤屏蔽电线RVVP--2×1.0安装时，直接与屏蔽端子相接，不需做电缆头，决算列入144个电缆头的制作安装计0.45万元。
⑥仪表用阀门试压工序已包含在预算定额内，如需研磨（属于器材一般质量问题），也在预算外包干费用中解决，即使实际发生此类工作，也不应列入决算，决算无依据地列入阀门的研磨、试压及解体费用2.94万元。
⑦虚列电缆沟换沙、运沙等内容，多计工程费用1.06万元。（2）图纸与联系单上虽有，但数量多计的工程量。①图纸与联系单上共需安装9台机泵、3台电机及拆除12台机泵，决算列入机泵安装、拆除各17台(其中施工图决算书14台，联系单决算3台)，多计工程费用1.19万元。②电机检查接线共12台，三公司分别在三本决算书中列入33台；同时还多计2台电机调试与抽芯，共多计工程费用1.05万元。
③根据常压塔与闪蒸塔联合平台内径和外径，只需制作7个角钢圈胎具，决算列入49个，多计工程费用0.79万元。④单元仪表检测系统调试，图纸及联系单为53个回路，决算列入84个，多计31个回路计0.51万元。（3）多计应视现场情况而定的工程量。
①本改造工程中只有10台泵进行了单体试车，试车时接了临时进出口管线，决算将绝大部分与单试无关的电气仪表安装工程均计取了配合单体试运转费用，共多计20.01万元（电气14.29万元，仪表5.72万元）。
②经现场调查，本改造工程中的仪表支架安装均为小型支架安装，无大型T字型或立柱型的支撑架，决算均按大型支架处理，多计工程费用0.66万元。
③电缆沟盖板上浇砼，决算按10厘米厚度列入，经现场调查测量仅为3~5厘米，且决算中1:2.5的水泥沙浆现场亦没有，同时还多计开凿碎石39.2及恢复碎石47.9立方米等工程量，多计工程费用1.68万元
④电机电缆用保护管破砼地坪，决算列入 87m2，实际为 8.7m2，多计0.49万元。
（4）未按工程量计算规则计算，直接按设计图纸的材料表数量列入决算而多计的工程量。设计料表是供应备料的依据，并非实际工程量，实际工程量应根据施工图按照计算规则重新计算。
① 常压塔保温，决算按设计料表列入66立方米，按计算规则计算工程量为48.97立方米，多计工程费用2.25万元。② 常压塔镀锌板面层，决算列入740 M，经计算为473.24 M，多计0.87万元。
③联合平台铺花纹板，决算列入15.91吨，经计算为13.48吨，多2.45吨，多计工程费用2.68万元。
（5）虽按工程量计算规则可以计算，但实际却未施工的工程量。
低压开关柜调试，经审计调查，实际只调试了111个回路中的45个，66个未调试，而决算仍按111个列入，多计工程费用3.11万元。
3、多计明文规定不能计取的费用
①定额解释明文规定联合平台不能计取超高费，决算列入5.11万元。
②仪表工程的法兰、连接件等安装不能另列决算，实际决算列入0.77万元。
4、高套预算定额
① 经调查及现场测定，新安装的9台泵重量均为3吨以内，决算有5台套了5吨定额，3台套了7吨定额，多计工程费 用1.51万元。
② 管线缠石棉绳项目，应根据定额解释，参考原建委九册有关子目，决算套用筑炉工程的缠石棉绳定额，多计工程费用1.61万元。
③ 隔离容器是辅助容器，应套辅助容器定额，决算套用取样冷却器定额，多计费用0.75万元。
④ 屏蔽电线RVVP--2×1.0安装，根据定额解释，应套用相应的配线定额，决算套用电缆敷设定额，多计工程费用3.33万元。
⑤ 仪表箱刷漆定额高套10倍，定额为每10平方米18.16元，决算按每平方米18.16元计算，多计0.74万元。
⑥ 接线盒安装定额高套10倍，定额基价为每10只5.96元，决算按每只5.96元计算，多计0.16万元。
5、无合适的预算定额时，有关费用估算不切实际
①卷扬机防雨棚及设备棚搭拆，决算估价为每座20个工日，经调查，每座只需2个工日，单价高估10倍，多计2.48万元。
②仪表箱开孔，决算估价为每孔1.13个工日，经向有关单位调查了解，实际每孔只要5分钟，共多计1.34万元。
6、偷工减料问题
根据图纸，联合平台的栏杆中，应有406米12CM挡板，经现场调查，实际只施工76米，偷减368米，且规格也换成了10CM，而决算仍按图纸数量列入，多计工程费用1.53万元。
7、X光拍片问题
决算列入工艺管线焊口X光拍片数量为15748张，经按竣工资料清点，实际才拍9162张，多计6586张计32.27万元。本次审计酌情只在工艺联系单决算中核减了2037张计10.04万元。
8、将其他单位施工的工程量列入决算
变配电所运行监控装置安装调试是由供货方负责的，施工单位却把这部分内容列入自己的决算，多计 0.56万元。
9、重复计取预算定额已包含的费用
金属抱杆组立定额已包含了40个拖拉挖坑的制作费用，实际施工采用的是拖拉压坑，决算未经换算就将实际发生的19个拖拉压坑以估价列入决算，不但重复计算，而且价格严重脱离实际，多计工程费用30.77万元。
联合平台定额中已包含一遍刷漆费用，决算将这一遍底漆费用重复列入，多计0.84万元。
10、违反合同规定多计取的费用
① 合同规定15吨以内的设备从仓库到现场的运输（包括二次搬运）属于预算外包干范围，不另做决算，决算却列入机泵运输费用计0.78万元。
② 合同规定拆除工程按相应安装工程的50%（其中消耗材料15%）计取，决算中联合平台拆除却按制作安装工程的50%计取，未扣除制作工程；计算塔的拆除费时，按安装工程的100%，多计50%，共多计取3.86万元。
11、镀锌铁皮价差问题
材料价差本由财务部门负责，按照正常情况，财务部门会主动将镀锌铁皮价差核减。但预算科预算员在工艺联系单中，将16.88万元镀锌铁皮价差用笔划掉，又在封面注明“镀锌铁皮不再找差”，使财务部门误以为这16.88万元镀锌铁皮价差已由预算科处理完毕，使真正应核减的金额因此而得不到核减。
12、其他问题
①多计电气工程拆除费，预算科审核时，未按需拆除的工程去实际计算，而是在三公司计算的拆除费基础上，简单地乘以80%进行结算，多计工程费用3.29万元。
②土方外运项目，将机械费用当作人工费用，多计1.90万元。
三、审计意见
（1）现行的工程预决算由预算科独家审查、工程量及费用定额由预算科一个单位（其实是预算科的某一人）说了算的管理体制，缺乏约束和监督机制，不符合内部控制原则。建议将工程预决算的最终审定权收归股份公司所有，公司设立预决算复审机构，预算科只作为预决算初审机构。工程费用应经复审机构审核后，方可进行财务结算。同时建立与之相适应的经济责任制奖惩制度。这样不但可以有效地节约工程建设资金，还有利于促进工程领域的廉政建设。（2）与第一条意见相联系，建议公司培训一定数量的工程预决算人员，充实初审与复审机构及二级单位。（3）在审计中，我们多处遇到预算科经办人员与施工单位在决算中随意协商工程费用、协商后又没有任何协商依据及底稿留下的情况，公司应制定这方面的制度，明确与施工单位协商的程序，个人协商及有关领导审批的权限等内容。
（4）对施工单位报来的预决算，应有相应的约束机制，其差错率应控制在一定的范围内，如超过，则除了核减多计费用外，还应处以一定比例的罚金，并在工程承包合同中明确这一条。这是控制施工单位高估冒算非常有效的手段。
（5）鉴于施工单位出的联系单与设计院的联系单有部分内容重复（或虽不重复，但施工单位联系单未施工）现象，建议设计部门与施工管理部门进行清理核对。（6）本次审计中，发现承包公司的预决算审核多处存在只在决算书封面核减一笔总数，而在决算书内没有明细核减内容，决算书里面合计数与封面总数不一致的现象，今后应杜绝这种做法。
（7）决算中的许多内容，需视现场实际情况而定，因此建议预决算审核人员应深入现场，进一步提高公司的工程预决算水平。
（8）审计查出的问题，建议工程承包公司在外审介入前认真整改。审计核减的
资金应在财务结算时如数扣回。
审
计
高压减压阀工作原理介绍 篇5
减压阀是通过调节，将进口压力减至某一需要的出口压力，并依靠介质本身的能量，使出口压力自动保持稳定的阀门。从流体力学的观点看，减压阀是一个局部阻力可以变化的节流元件，即通过改变节流面积，使流速及流体的动能改变，造成不同的压力损失，从而达到减压的目的。然后依靠控制与调节系统的调节，使阀后压力的波动与弹簧力相平衡，使阀后压力在一定的误差范围内保持恒定。高压减压阀是采用控制阀体内的启闭件的开度来调节介质的流量，将介质的压力降低，同时借助阀后压力的作用调节启闭件的开度，使阀后压力保持在一定范围内，在进口压力不断变化的情况下，保持出口压力在设定的范围内，保护其后的生活生产器具。
高压减压阀——该阀门的减压比必须在一定程度上高于系统值； 即使在最大或者最小流量时它也应该能够对正作用或者反作用控制信号做出响应。这些阀门应该针对有用控制范围选择，即最大流量的20%到80%。正常为等比型或者具有等比特性。这些类型的阀门本身具有比例控制所要求的最佳流量特性及流量范围。
高压减压阀是气动调节阀的一个必备配件，主要作用是将气源的压力减压并稳定到一个定值，以便于调节阀能够获得稳定的气源动力用于调节控制。
高压减压阀的工作由阀后压力进行控制。当压力感应器检测到阀门压力指示升高时，减压阀阀门开度减小；当检测到减压阀后压力减小，减压阀阀门开度增大，以满足控制要求。
按结构形式可分为膜片式、弹簧薄膜式、活塞式、杠杆式和波纹管式；按阀座数目可人为单座式和双座式；按阀瓣的位置不同可分为正作用式和反作用式。
常减压工艺介绍 篇6
交通类话题主要涉及到交通规则，交通工具的发展以及交通事故的处理等话题分类。那么在处理这些题目的时候，考生是否也需要一些储备一些相关的词汇呢?例如，12月7日的一道托福写作题目：Drivers should pay a certain amount of fees so that they can be permitted to drive out in traffic busy time.关于司机在行车高峰期的缴费问题。考生可以 “付税的必要性、环境污染、堵车“等一系列因素来解答这个题目，那么levy the tax 征税、pollution-free fuel无污染燃、get stuck in traffic遇上堵车等这些词汇就能够帮助我们提高文章用词的准确度和丰富性。
大型常减压装置节能优化措施 篇7
1 抽真空系统
1.1 设计
装置的减压抽真空系统是美国格雷汉姆的技术, 选用了蒸汽和机械抽真空混合抽空方案, 采用三级抽空冷凝冷却系统, 第一级采用3台蒸汽喷射式抽空器并联操作, 每台的设计负荷分别为操作负荷的60%、40%、20%;第二级采用3台蒸汽喷射式抽空器并联操作, 每台的设计负荷为操作负荷的50%;第三级采用1套液环真空泵系统, 3台液环泵, 每台的设计负荷为操作负荷的50%;同时, 第三级设1台蒸汽喷射式抽空器作为备用, 设计负荷为操作负荷的75%。一级抽真空系统耗气量设计为11.7 t/h, 二级抽真空系统耗气量为5.22 t/h, 三级采用液环泵, 仅开停工时切换到蒸汽抽空器, 若三级利用抽真空蒸汽, 则消耗蒸汽7.39 t/h, 年消耗蒸汽为62 076 t, 蒸汽价格170元/t, 则年成本为1055万元, 根据设计文件, 三级采用液环泵, 年耗电393.7×104k Wh, 则年成本为236.22万元, 从设计方面看, 三级利用机械抽真空节约成本较多。
1.2 操作
1.2.1 根据实际负荷调节一级抽真空系统
一级抽真空系统耗气量设计为11.7 t/h, 耗气量占总抽真空蒸汽消耗的将近70%, 所以一级抽真空系统是节约蒸汽的重点。经过实践对比, 在减压塔负荷较低时, 仅开60%一台抽空器就能满足生产需要。在加工负荷较大的情况下, 减压塔负荷增加, 仅开60%一台抽空器已经不能满足操作要求, 需要根据减压塔实际负荷调节一级抽真空系统, 做到在满足减压塔操作要求的前提下最大限度节约蒸汽。
1.2.2 降低抽真空蒸汽压力
装置的抽真空系统设计使用压力为0.85 MPa蒸汽, 但目前没有此压力蒸汽, 装置利用1.0 MPa蒸汽进行抽真空操作, 在一级仅开60%、二级开100%负荷下, 蒸汽用量为17.1~17.5 t/h;工艺调整降低抽真空系统蒸汽压力, 将压力降至0.85 MPa, 抽真空蒸汽总耗量降低至13.1 t/h, 节约蒸汽约4 t/h。在生产过程中, 根据油品性质变化及真空度分别调节一级、二级抽真空蒸汽的压力, 最低能调至0.50 MPa, 一级仅开60%的前提下, 蒸汽耗量最低达到11 t/h[1]。
1.2.3 合理利用液环泵降低电耗
根据设计文件, 三级液环泵每台的负荷是操作负荷的50%, 正常情况下, 开1台液环泵就能够满足真空度要求, 与3台液环泵同时工作对比, 年节约用电262×104k Wh。
2 高速电脱盐应用
2.1 设计
电脱盐是原油蒸馏装置重要的原油预处理设施, 可减轻本装置及下游装置设备的腐蚀, 并降低下游装置原料中的金属离子含量。近年来随着装置大型化, 国内有些企业引进了国外的高速电脱盐技术和设备, 其最大的优点就是处理能力比低速电脱盐提高约2倍, 同时罐体尺寸大幅缩小, 克服了装置大型化后电脱盐系统投资高、占地大的矛盾。常减压装置电脱盐设备采用国内电脱盐设备, 在消化吸收进口高速电脱盐技术的基础上开发出了国产化的高速电脱盐技术, 从几年的运行情况看, 脱盐效果比较理想, 而且设备造价比进口要低很多。
2.2 操作
每台电脱盐设备分别有5级电档, 分别是13 k V、16 k V、19 k V、22 k V、25 k V, 电档高的相应耗电量大, 脱盐效果好, 但在原油性质较好的情况下, 较低电档就能满足脱盐要求。因此, 在操作中要根据原油性质, 及时调节电档, 并配合调节好注水量、电场强度、注破乳剂量, 在乳化层较厚的情况下及时切除乳化层, 尽力降低电耗。根据实际操作测算, 上下两级电档每天耗电量相差2000 k Wh。
3 与下游装置的热联合
3.1 设计
根据设计文件, 下游装置完全吸收上游装置的波动, 也就是所有的外供料全部去下游装置, 高度的热联合在增加了上游装置的外输热之外, 对下游装置降低燃料消耗也是有益的。
3.2 操作
在实际操作中, 为了防止油品在冬季发生冻凝事故, 确保装置安全平稳生产, 应采取以下措施:
1) 增加热供料流量。在保证下游装置平稳的前提下, 尽量多向下游装置提供热料, 少量甩罐区, 对于航煤和柴油不易凝的物料, 下游装置若加工负荷允许, 应全部热供料;保证塔顶真空度, 尽力提高减炉出口温度, 提高蜡油收率, 进而提高蜡油外输热。
2) 提高热出料的出装置温度。将减压塔底温度控制在工艺卡片范围, 并向上限控制, 提高渣油出装置温度;通过调节换热器的副线来提高物料出装置温度, 如果换热器副线开得过大, 则热量损失大、消耗燃料多, 经过核算, 调节换热器副线增加的外输热比多消耗燃料增加的能耗相差无几, 因此, 这种方法视具体工艺条件进行调节[1]。
4 节约燃料效果
4.1 设计
常减压装置设计燃料能耗为8.24 kg/t (标油) , 占总能耗的76.05%, 主要通过用高温位的物料加热低温位的物料, 实现热回收, 也就是通过设计比较完善的换热网路, 提高换热终温, 降低加热炉负荷。装置还设计了烟气回收系统, 通过烟气的热量加热冷空气, 达到节约燃料的目的。
4.2 操作
4.2.1 降低加热炉负荷
1) 闪蒸塔的设计进料温度为214℃, 在操作温度达不到该温度时, 车间通过调整换热网络, 提高闪蒸塔进料温度, 从而提高了闪蒸塔塔顶气量, 降低了常压炉负荷。
2) 通过调整换热网络, 提高换热终温, 降低常压炉负荷[1]。
4.2.2 提高加热炉热效率
1) 对加热炉及时检修。针对排烟温度高的现象, 要及时清理热管及热管回装, 排烟温度最高一次能降低8℃。检修预热器过程中, 瓦斯耗量比投用预热器要多消耗10%左右, 可见加热炉预热器节能的重要性;针对余热回收漏风现象要及时进行堵漏。
2) 将氧含量控制在指标下线。2012年前, 加热炉氧含量的工艺指标为2%~4%, 2012年5月开始, 车间内控1%~3%, 并将氧含量指标修订为1%~4%。在每周的加热炉监测中, 烟气的CO含量不超标, 说明燃烧充分, 在同样的加工负荷下每小时降低燃气0.3 t, 效果比较明显。
5 减压深拔技术的应用
5.1 设计
大型常减压装置最大的效益点就是减压深拔, 通过深拔能提高蜡油收率, 为全厂蜡油平衡提供基础。该装置选用的是KBC专利技术, 是通过Petro—SIM模拟软件对减压蒸馏装置进行模拟计算, 测试出不同原油特性数据, 给出它们的结焦曲线, 从而提高常压塔及减压塔的切割点温度, 使减压蒸馏切割点温度达到较高温度。KBC公司减压深拔技术的优点是严格控制减压炉炉管在低于结焦温度下工作, 使减压炉在423℃以下的较高炉出口温度下长时间运行。
使用减压深拔技术, 燃料消耗增大, 但其对换热终温的提高是有作用的, 同时因为减压产品增多, 对热出料也是有贡献的。
5.2 操作
装置自2010年4月开始正式应用KBC减压深拔技术以后, 减压塔顶气、柴油、轻蜡油、重蜡油的收率全部有了明显的提高, 见表1。
从表1数据可知, 装置在达到100%的负荷的条件下, 深拔操作前后数据有了很大的变化, 尤其是减压产品的收率提高了不少, 减三线重蜡油的收率甚至超出了设计值将近1%, 减二线轻蜡油、减一线柴油收率也相应增加, 从收率的变化可以判断出蜡油切割点已经有了很大的提高[2]。渣油收率降低了1.95%, 假设全部转化为蜡油组分, 蜡油价格按5300元/t计算, 渣油价格按3000元/t计算, 则1000×104t/a常减压装置年效益为4.48亿元, 按每小时增加0.5 t燃料计算, 燃料价格3000元/t, 则多出的成本为1260万元, 可见效益可观。
6 装置加工负荷率
不同加工负荷下装置能耗见表2、图1。
通过数据能够看出, 在低负荷下能耗还是较高的, 因此在原油储备较高的情况下尽量提高装置加工负荷, 能达到节能降耗的目的。
7 结束语
通过以上几个方面的论述, 可以看出大型常减压装置无论是从设计上, 还是在操作上, 其优化节能措施效果还是比较显著的, 今后还要继续多方面挖掘节能项目, 争取更大的效益。
参考文献
[1]田增芹, 王云强, 高鹏, 等.天津1000x104t/a常减压装置降低能耗探讨[J].石油石化节能, 2011, 1 (8) :28-30.
电厂脱硫工艺介绍 篇8
氧化镁脱硫工艺介绍：
1、技术成熟：镁脱硫技术是一种成熟度仅次于钙脱硫工艺，氧化镁脱硫工艺在世界各地非常突出，其中在日本已经应用了120多个项目，台湾岛的电站97%应用氧化镁法除硫，美国、德国等国家都已经广泛应用，并且目前在我国部分地区也广泛应用。
2、原料资源充足：我国是镁石储量大国，矿资源丰富，目前已探明的镁石储藏量约为160亿吨,占全世界的80%左右。其资源主要分布在辽宁、山东、四川、河北等省，其中辽宁占总量84.7%，其次是山东莱州，占总量10%，其它主要是在河北邢台大河，四川干洛岩岱、汉源，甘肃肃北、别盖等地。因此氧化镁***完全能够作为脱硫剂应用于电厂的脱硫系统中去。
3、脱硫效率高：在化学反应活性方面氧化镁要远远大于钙基脱硫剂，并且由于氧化镁的分子量比碳酸钙和氧化钙都比较小。因此其它条件相同的情况下氧化镁的脱硫效率要高于钙法的脱硫效率。一般情况下氧化镁的脱硫效率可达到95~98%以上，而石灰/石膏的脱硫效率仅达到90~95%左右。
4、投资费用少由于氧化镁作为脱硫本身有其独特的优越性，因此在吸收塔的结构设计、循环浆液量的大小、系统的整体规模、设备的功率都可以相应较小，因此整个脱硫系统的投资费用可以降低20%以上。
5、运行费用低：决定脱硫系统运行费用的主要因素是脱硫剂的消耗费用和水电汽的消耗费用。氧化镁的价格比氧化钙的价格高一些，但是脱除同样的SO2氧化镁的用量是碳酸钙的40%；水电气等动力消耗方面：液气比是十分重要的因素，它直接关系到整个系统的脱硫效率以及系统的运行费用。对石灰、石膏系统而言，液气比一般在15L/m3以上，而氧化镁在5 L/m3以下，这样轻烧氧化镁脱硫工艺就起到了大量节省资金。同时氧化镁脱硫的副产物具有回收价值。
6、运行可靠性：镁脱硫法相对于钙脱硫法的最大优势是脱硫系统不会发生设备结垢堵塞问题，能保证整个脱硫系统安全有效的运行，同时镁脱硫法PH值控制在6.0~6.5之间，在这种条件下设备腐蚀问题也得到了一定程度的解决。总体来说，氧化镁脱硫法在实际工程中的安全性能拥有非常有利的保证。
7、综合效益高：由于镁脱硫法的反应产物是亚硫酸镁和硫酸镁，回收利用价值很高。一方面我们可以进行强制氧化全部生成硫酸镁，然后再经过浓缩、提纯生成七水硫酸镁进行出售，另一方面也可以直接煅烧生成纯度较高二氧化硫气体来制硫酸。
8、副产物利用前景广阔。我们知道硫酸被称为“化学工业之母”，二氧化硫是生产硫酸的原料。我国是一个硫资源相对缺乏的国家，硫磺的年进口量超过500万吨，折合二氧化硫750万吨。另外硫酸镁在食品、化工、医药、农业等很多方面应用都比较广，市场需求量也比较大。镁法脱硫充分利用了现有资源，推动了中国循环经济的发展。
米香型白酒的工艺介绍 篇9
米香型白酒的工艺介绍
中国白酒历史悠久,工艺独特,被列为世界著名六大蒸馏酒之一.它是以淀粉质(或糖质)原料,加入糖化发酵剂,经固态、半故态或液态发酵、蒸馏、贮存、勾调而制成的含高浓度乙醇的蒸馏酒.中国白酒因自然环境、酿造原料、酒曲种类和生产工艺等因素的区别,形成了百花齐放、群芳争艳的局面.各类白酒利用其各自特殊的微生物群体,配合着各自特殊的工艺操作,形成了各具特色、风格典型的香型白酒.中国名优白酒品种繁多,以确定了”五大香型、五小香型”十种香型.其中五大香型为浓香型、酱香型、清香型、米香型、凤香型,而浓香型、清香型、米香型、凤香型以确立了国家标准.我公司生产的天岌山糯米白酒属于米香型糯米白酒, 蜜香清雅，入口柔绵，落口甘冽，回味怡畅,是一款品质优良的好酒.米香型白酒历史悠远，很多专家学者公推它为中国白酒的起源酒，而且米香型白酒是用生物发酵的手工酿酒法酿造出来的，蜜香轻柔、绵甜醇厚、幽雅纯净、回味悠长，加之营养丰富、绿色健康、无邪杂味，在中华民族的史记中，盛誉隆隆。中国白酒数千年的历史，起源一说更是众说纷纭无法考证，其中杜康造酒一说最为广泛流传。许慎《说文解字》中述：“古者少康初作箕帚、秫酒。少康，杜康也。”，传说杜康就是我国造酒的始祖。而杜康酿的就是米香型白酒。传说杜康时年在禹王手下管理粮库，稻谷发霉后苦无良策治理，踌躇焦虑时无意中发现，霉烂的稻谷能够酿造出飘香的“神水”，将“神水”谨献给禹王后，杜康回到家乡，开始终年造酒。最终杜康对这种方法进行总结，最终酿制出了甘甜的美酒。这种说法虽然具有传奇色彩，但却阐述了杜康就是酿祖的事实。由此推断中国白酒最先出现的是米香型白酒。
米香型的工艺特点是以大米为原料,小曲为糖化发酵剂,前期为固态培菌、糖化、后期为液态发酵,经蒸馏釜进行蒸馏.天岌山白酒精选优质糯米,采用传统工艺酿造,实属珍品窖藏.天岌山白酒属于米香型糯米白酒,具有悠久的历史, 采用传统的工艺制造.酒体醇厚,米香突出,幽雅细腻,甘甜回味,空杯留香,喝一杯想喝第二杯,多喝不上头.天岌山酒采用绿色无污染的食品以及天然山泉水作为原料,采用传统的生产技术,不勾不兑,工艺独特.天岌山酒高质高雅, 是健康饮酒之首选!
常减压装置低温部位的防腐措施 篇10
1.1装置低温部位腐蚀机理和低温部位的腐蚀问题
常减压装置的低温部位的腐蚀主要有:三塔顶 (初馏塔、常压塔、减压塔顶) 冷凝冷却系统中的HCl+H2S+H2O的腐蚀。此类低温腐蚀的部位主要包括三塔塔顶的换热器、空冷器、水冷器及其管线, 系统中处于相变部位 (露点) 的换热器或空冷器的入口部位腐蚀较为严重。
腐蚀介质的主要来源于原油中存在的硫以及有机硫化物, 在操作条件下分解生成的H2S等低分子的活性硫, 与原油加工过程中生成的腐蚀性介质 (如HCl等) 和人为加入的腐蚀性介质 (如水等) 共同形成腐蚀性环境, 在装置的低温部位 (特别是气相变液相的相变部位) 造成严重的腐蚀。
1.2典型腐蚀问题举例
500万吨/年常减压装置, 常压塔顶空冷出口线集合管下部, 突然发生泄漏, 装置紧急停工。分析原因:空冷器油气线没有做合理分配, 造成空冷偏流。原油性质的影响, 主要是含盐 (氯盐) 和含硫量增大或大幅度波动会造成塔顶低温部位系统腐蚀加剧。空冷以及集合管内的垢下腐蚀。
2防腐应对措施
2.1进装置原料的监控
按照防腐的要求, 进入常减压装置原油中的酸值和硫含量应做到适时监控, 及时采取应对措施, 遵循的原则有:进来的原油应该按地域和性质分别贮存, 如果原油分析中的硫含量和酸值不符合装置的设计要求时, 可以进行混合或掺炼, 而且必须混合均匀;进装置前, 原油需要进行一定的分析 (酸值、硫、盐、水分等含量) , 样品除了原油罐内的外, 进入电脱盐罐前也必须采样分析。监测分析数据, 调整操作确保电脱盐系统的有效运行;当装置需要加工原油的酸值和硫含量超过装置设计值时, 必须组织有关部门进行装置的腐蚀适应性评估和RBI分析, 根据评价和报告有针对性的采取相应的措施。
2.2选材的原则
三塔顶低温系统的设备、管线材质以碳钢为主, 主要以工艺防腐措施来抑制腐蚀, 若设备仍然腐蚀加重, 可考虑使用双相钢、钛材和Monel等高等级材料, 但整改系统需要整体升级, 避免薄弱点, 还应注意不同金属间的电偶腐蚀。也可以在空冷入口做高材质护管或使用内防腐涂层。
2.3工艺防腐措施
2.3.1电脱盐
常减压的电脱盐系统是原油加工的第一道工序, 通过此工序可以从原油中脱除盐、水和其它杂质、腐蚀介质。从而保后续系统或装置的长周期运行。
2.3.2电脱盐注破乳剂
破乳剂是一种高分子量的非离子型表面活性剂, 通过注入电脱盐入口原油中, 进入电脱盐罐, 破坏罐内的油水乳化状态, 促进油和水的分离。
2.3.3塔顶低温系统的腐蚀控制工艺
塔顶注入中和缓蚀剂, 一方面中和塔顶的腐蚀性酸液, 另一方面能吸附在金属的内表面, 形成一层疏水性的保护膜, 阻止腐蚀介质、金属和水的接触, 从而达到减缓腐蚀的目的。
按照目前装置所用的中和缓蚀剂, 控制塔顶冷凝水中p H值在7-8.5之间, 铁离子按照指标控制在3mg/L以下。
2.3.4塔顶的注水
常减压装置的三塔顶的注水达到以下目的:可以影响和改变介质初凝的区域;有冲刷作用, 减少氨盐的结垢, 防止出现垢下的腐蚀;起到稀释冷凝水的作用, 降低酸液浓度。
常减压塔顶挥发线注水的性质, 可以根据原料和工艺流程的特点, 调整注入点和量, 注水量一般控制在5-7%。另外, 必须关注注水中的的腐蚀介质、盐类的含量, 防止加重腐蚀或堵塞管路。
2.3.5常减压装置在工艺防腐措施中还需注意以下事项
2.3.5.1原油酸值升高时会影响破乳剂性能, 油水分离难度增大, 造成电脱盐后的原油含盐含水量增大, 从而使到达三塔顶的介质中腐蚀介质HCl的浓度增大, 加重腐蚀;原油中硫的含量的升高对电脱盐的影响不大, 但会增加三塔顶介质中H2S的浓度, 对于HCL的腐蚀起到促进作用。
2.3.5.2注意工艺偏流现象, 防止工艺原因造成的注剂、注水不均匀, 从而出现局部腐蚀严重。
2.3.5.3对于塔顶的注水, 必须要注意注水点的管线入口的结构和注入的水与介质的混合状态, 应该尽量混合均匀, 防止介质在局部出现露点, 造成露点腐蚀。
2.3.5.4三塔顶低温系统的冷凝水的p H值、腐蚀速率尽量做到在线监控, 而铁离子离线分析。在现场岗位防腐操作中, 应根据原油性质、上一点的分析数据和冷凝水的p H值及时调整中和缓蚀剂的注入量, 确保药剂的有效性。
2.3.5.5三塔顶空冷器入口或内壁建议做防腐涂层, 用于抑制或减缓初凝区的腐蚀。
2.3.5.6尽量在三塔顶空冷器入口前管线安装温度计或热电偶, 以便掌握初凝区的位置, 若初凝区发生移动造成腐蚀加重, 及时调整注水量, 减缓空冷器的腐蚀。
2.4腐蚀的监、检测
常减压装置的腐蚀监、检测主要包括定点测厚、在线的腐蚀探针、腐蚀挂片和化学分析等。
2.4.1定点测厚的部位
三塔顶低温系统:空冷器管束、冷却器的壳体及出入口短节, 塔顶出口挥发线及回流线。
2.4.2腐蚀探针部位
三塔顶低温系统:在空冷器或冷却器的进出口的管线上安装电阻或电感探针;在回流罐冷凝水的出口管线上安装p H在线检测探针。
2.4.3腐蚀挂片部位及材质
一般适用于塔、容器内, 并且多用在高温部位。
2.4.4化学分析
2.4.4.1原油电脱盐前后:电脱盐前、后原油的含盐、含水量、含硫量、酸值等。
3.4 工艺品公司介绍 篇11
Distinguished guests, dear friends:
I feel honored to have this opportunity to introduce our company to you through the platform provided by this conference.Founded 15 years ago, we are a company specializing in the design, manufacture and sales of handicrafts.Fifteen years ago our staff numbered 50;now the figure is 1,700.Fifteen years ago we rented a facility covering a floor space/an area of 4,500 square meters;now our own facility covers a floor space of 24,000 square kilometers.These figures speak loudly and clearly of our success.Witness/ be symbols /mark /record
众沐工艺礼品公司介绍 篇12
• 众沐工艺礼品制造有限公司成立于2005年，工厂位于广东省惠州市石湾镇。我们擅长在五金工艺、摆饰品、促销品、纪念品的生产制做。
• 主要产品：圣诞、动漫礼品，徽章、钥匙扣、奖牌、狗牌、皮带扣、书签、钱币、服饰配件、相框、装饰盒、摆饰品等。
• 服务市场：赛事运动纪念品，动漫周边衍生品，广告节日促销品，旅 游商务礼品，汽车礼品，酒水礼品，家居创意品，箱包配饰品。
• 在产品制造方面，本公司拥有高度一体化的制造工艺。从稿件设计、开模、成型、抛光、电镀、着色、装配、包装等全由本工厂独立完成，从而实现全程品质控制。
• 在产品开发方面，本公司拥有专业的设计、开发人员，可以满足你不 同的开发需要，为您制造出精品。
• 依托高品质的商品和完善的服务，在互惠互利的基础上，我们更加期 待与海外客户、国内客户进行更加广泛深入的合作。
• 我们的理念是：高品质的产品，有竞争力的价格，完善的服务。
常减压装置渣油泵长周期运行改造 篇13
1 设备结构及主要运行参数
该设备型号为RON—D8×16, 为双级双支承离心泵, 一级叶轮为4叶片双吸叶轮, 二级叶轮为5叶片单吸叶轮, 都为有限多叶片叶轮, 两级叶轮的叶片都为后弯式叶片, 介质为减压渣油, 温度369℃, 流量320 m3/h, 扬程358m, 入口压力-0.0118 MPa, 出口压力2.7 MPa, 转速3000r/min。
2 设备故障形式及原因分析
2.1 故障形式
(1) 介质从泵输出经换热器降温后出装置, 换热器在封头与筒身的结合面处发生严重的泄漏现象, 影响装置平稳运行。
(2) 由于机封泄漏等原因停运故障设备, 启动备用泵时发现备用泵盘不动车, 两台都有同样的现象。
2.2 故障原因
(1) 换热器发生泄漏的主要原因是泵输出的介质压力超出了换热器封头密封面的承载压力, 也就是泵的扬程过高所致。
(2) 从酌烧粘死的情况判断, 相配合的零部件包括主轴的材质相对较软, 并且材质较接近。解体后通过测量配合间隙, 发现所有的配合都在0.30-0.35mm之间, 结合以往经验判断, 对于工况较差的渣油泵, 配合间隙过小。当泵停运后, 各配合零件之间被介质和随介质进入泵腔的残留的颗粒杂质填充, 加上高温下分子张力更趋于活跃的原因, 这些残留的杂质和介质在配合间隙中粘结, 当下次启动电机时, 泵的负载增大, 使电机跳闸。
3 解决方案及效果
3.1 解决方案一
在不改变工艺设计的前提下, 对换热器泄漏的问题采用切割叶轮降低扬程的方法解决。
对泵的进出口列伯努利方程:
P1-泵内介质入口压力;P2-介质出口压力;H-泵的总扬程;ΔZ-出入口测量点的高度差;C2-介质出口流速;C1-介质入口流速。
从上式可以看出:要降低泵的出口压力P2, 最显著的方式是减小扬程H的值, 由于设备为两级,
即有:H=H1+H2
H1-一级叶轮做功后增大的扬程;H2-二级叶轮做功后增大的扬程。
因为一级叶轮为双吸叶轮, 并且几何尺寸较二级叶轮大, 所以改变一级叶轮的几何尺寸对泵的影响要比二级叶轮明显, 所以可通过减少H1的值来减小H的值效果明显。
由于两级叶轮都为后弯式叶片, 并且为有限多叶片, 其出口受力如图1所示:
由有限多叶片叶轮的欧拉涡轮方程式:
可以得出:由于改变的是一级叶轮, 所以介质是无预旋的进入叶轮叶道的, 即周向分速cu1为0。结合切割定律, 当切割量不大时, β可认为不变, 切割前后相同, 即上图α角不变, 只有当u减小时, u2, cu2才减小。
u2-叶轮圆周速度;cu2-介质的周向速度。
H1减小的条件是u2或cu2减小
D为叶轮直径;n为转速, 转速不易改变。
所以减小叶轮直径D1的值是解决泄漏的根源。
结合换热器设计压力, 当P2≤3MPa时, 封头泄漏故障排除。
由于比转速:ns=3.65nQ1/2/H3/4≌40.6, 结合设备的技术参数可计算出该泵为低比转数泵。
由切割定律的特点, 考虑到叶轮切割后对效率的影响, 从内泄漏量尽量减小出发, 叶轮切割是仅切割导流板。
由低比转数离心泵切割定理得:
D1'=D1 (H1'/H1) 1/2
综合设备的技术参数可以得出:D1'=325mm (切割后的叶轮直径)
3.2 解决方案二
从转动部分被粘死的情况来看, 改进设备易损件的材质和配合间隙是关键。
通过大量的调研并结合制造厂家的建议, 将各配合间隙增大至0.50-0.55mm, 易损件的材质改变如下:
(1) 各叶轮保护圈, 级间套, 采用3Cr13, 因为该材质经调质处理后的锻件具有较高的承受交变载荷, 中等速度和耐磨的性能, 其他性能如下:硬度HRC48—55;抗拉强度σb=1000 Mpa, 屈服强度σs=800 Mpa, 伸长率δs=10%, 收缩率Ψ=45%, 结合以往使用的经验, 上述材质可以满足生产要求。
(2) 各壳体保护圈, 定位套, 减压套, 背帽都采用40Cr, 其调质后的锻件机械性能和3Cr13的基本相同, 也能满足要求。
(3) 主轴的材质选用42 Cr MnMO锻件, 调质后硬度HB269—368, HRC52—58, 抗拉强度σb=1220 Mpa, 屈服强度σs=1100Mpa伸长率δs=13%, 收缩率Ψ=55%, 上述机械性能完全可以满足设备要求。
参考文献
【1】施卫东.流体机械【M】.成都:西南交通大学出版社, 1996.
【2】王璠瑜.化工机器【M】.北京:中国石化出版社, 1993.
【3】崔继哲.化工机器与设备检修技术【M】.北京:化学工业出版社, 2000.