万吨改造

万吨改造（共7篇）

万吨改造 篇1

1、前言

陕西延长石油集团延安炼油厂40万吨/年催化裂化装置于1991年12月建成投产, 吸收部分所采用的液化气泵为沈阳水泵厂生产的80YⅡ-100×2C型机泵, 所采用的机械密封为DBM-55B-1型波纹管密封, 该密封在装置的运行过程中曾多次出现了密封突然失效, 造成液化气泄漏事件, 比较严重的是在装置的开工期间, 由于该泵所连接的塔、管线、容器等内部吹扫不干净或是腐蚀物脱落进入该泵, 如果异物进入机械密封动、静环密封面处, 就会造成机封损坏突然失效而使液化气泄漏, 造成不安全因素, 为了防止该类事件的发生, 我们决定对40万吨装置所属的两台液化气泵的机械密封进行改造。经过多次同类装置的考察和经验借鉴, 我们最终决定使用丹东克隆集团有限责任公司提供的C8BKC-50/C89U-50型双密封。

2、C8BKC-50/C89U-50型双密封介绍

在化工介质中, 液化气是一种易燃易爆的危险介质, 有易气化、低引火点、低粘度等特征, 在机械密封端面间难以维持稳定的流体膜, 所以容易加快端面磨损, 影响密封使用寿命;另外, 机械密封正常泄漏出的微量介质骤然挥发, 有时会使周围的水或水气凝结成冰晶, 造成端面非正常磨损, 引起更大泄漏。

早期的液化气泵常采用单端面多弹簧机封 (如DTM-B-1系列产品) , 在设计时针对介质特性采用较大的平衡系数, 以维持端面的良好贴合, 保证密封的长期使用。该类密封具有结构简单、安装简便、空间尺寸短等结构特征, 所以长期在石油化工行业中得以应用。但是由于上述液化气介质的独特性质, 该类密封在使用过程中也时常出现干磨、端面划伤导致的非正常失效, 造成介质外泄, 既污染环境, 又增加安全隐患, 同时密封频繁更换势必造成资金, 人力, 资源的浪费。目前, 针对全社会对节能、环保、安全等方面越来越高的要求, 该类机泵已逐渐改用串联机械密封加辅助系统的密封设计, 替代了早期的单端面密封结构。

串联机械密封是由两对单端面密封同向排列组成, 前级密封对介质进行密封, 在两套密封中间引入缓冲流体, 作为后级密封的介质, 润滑端面, 对前级密封进行冷却, 同时收集前级密封的微量渗漏, 进入串联密封系统缓冲液罐中集中排放, 不会对现场造成污染, 消除了安全隐患。另外在前级密封失效后, 后端密封能够在短时间内起到主密封的作用。串联密封具有使用寿命长、安全、环保、节能等优点, 在现阶段为更多的用户所接受。

C8BKC-C89U系列串联机械密封, 同时配备密封压力辅助系统, 并配置进行自冲洗, 降低密封腔内的温升。在介质端采用C8BKC密封, 该系列密封动环端面开有动压半圆槽, 密封旋转时可以将更多的介质带入密封端面, 在端面间形成液膜, 并维持液膜的状态和刚度, 减少因液化气润滑性差造成的剧烈摩擦, 减少密封端面的磨损, 延长密封使用寿命。在缓冲液端采用带有泵送环的C89U密封, 该系列密封是专门针对润滑油介质特殊设计的, 具有良好的密封性能。辅助系统采用符合API52要求的CY系列压力罐系统, 利用密封上的泵送环旋转产生的泵送效应维持缓冲液的循环流动, 带走摩擦热并润滑端面, 同时收集前级密封的微量渗漏, 进而实现二级密封, 以达到减小泄漏, 安全生产的目的。

3、改造方案

3-1使用参数:

3-2根据现场生产实际, 我们对该泵的改造做出了两个方案:

方案1

从泵出口 (1) 经过流量控制孔板到达密封冲洗孔 (2) , 液流进入密封腔 (4) 中邻近

密封面的地方, 冲洗密封面, 液流经过密封后

返回进入泵中。

此方案优点:附属设备简单。

缺点:密封腔的压力不易维持, 循环液作为冲洗液时, 容易造成线路堵塞降低效果, 且无冷却系统, 介质温度不易调控, 易泄漏, 安全系数不高。

方案2

外部容器 (2) 为串联密封的外级密封提供缓冲液, 在正常运行时, 缓冲液由内部泵送环维持循环, 容器通常连续向排气管线 (1) 排气而维持压力低于密封腔的压力。3—补缓冲液, LSH、LSL

—低液位开关, Ll—液位指示, Pi—压力表, PSH—高压限压开关。注:a线以上接泄压线;

b、正常为打开;

c、接冷却水。

此方案优点:可以更好的密封介质, 安全可靠。

缺点:附属设施多, 安装难度大。

经过研究, 最后一致决定使用方案二, 这样就可以有效地防止机械密封的突然泄漏而造成的不安全因素。

4、现场安装

我们利用2011年3月份装置停工大修的有利时机, 对40万吨/年催化装置的两台液化气泵进行了改造, 将原来的DBM-55B-1型波纹管密封改为C8BKC-50/C89U-50型双密封, 增加了缓冲罐等设施.

5、使用状况

我们利用本年度的设备停工检修的有利时机对本装置所属两台液化气泵进行了进行了密封改造, 于4月中旬进行试运行, 介质为水, 其中2#泵在运行时由于检修人员密封安装出现原因出现微量泄漏, 1#泵运行正常。在装置5月份开工过程中, 两台泵均运行正常, 有效地避免了装置开工过程中由于管线内部的细微杂物进入机械密封腔体而造成的密封失效致使液化气泄漏, 达到了机泵安全、平稳的运行。

摘要：通过对延炼40万吨装置液化气泵的机械密封进行改造, 防止该泵密封的突然失效造成液化气泄漏, 提高可靠性和设备的安全、长周期运行。

关键词：催化裂化,液化气泵,机械密封,改造

万吨改造 篇2

一、项目概况

本项目是以煤为原料生产合成氨联产尿素（氮肥），合成氨是生产氮肥和磷肥的中间产品。近年来合成氨工业发展很快，大型化、低能耗、清洁生产均是合成氨设备发展的主流。目前合成氨产量规模以中国、俄罗斯、印度等国最大，约占世界总产量的一半以上。合成氨主要原料有天然气、石油、重质油和煤等，但是自从石油涨价后，由煤制氨法重新受到重视，因从世界燃料储量来看，煤的储量约为石油、天然气总和的10倍。另从氮肥产品结构看，由于原来生产碳铵的中氮肥厂转产尿素，使尿素产品成为主要产品，因而煤制氨-尿素厂在氮行业中占主要地位。

二、国内外生产消费情况及需求预测 国内生产能力现状

中国合成氨工业经过40多年的发展，产量已跃居世界第一位，2004年产量达4222万吨，目前我国合成氨生产设备是大、中、小规模并存，总生产能力为4.4×107吨/年。目前我国已投产的在大型合成氨设备有30套，设计总能力为1.8×107吨/年，实际生产能力为2.0×107吨/年，约占我国合成氨总生产能力的23%。中国内地中型合成氨生产设备有48套，生产能力为9.2×107吨/年，约占我国合成氨总生产能力的11%，我国小型合成氨设备有500多套，生产能力为5.6×107吨/年，约占我国合成氨总生产能力的66%。中国合成氨生产主要集中在华东、华南及华北地区，合成氨产量分别占全国总产量的29.46%、23.73%和16.15%。

国内市场供需情况分析及预测

2000年中国合成氨产量为3.3×107吨/年，进口量为9.2×105吨，出口量为1.34×106吨。2004年中国合成氨产量为4.2×107吨，进口量为6.29×104吨，出口量为零，1995—2004年中国大陆合成氨表观需求量为年均增长4.83%。预计2006年对合成氨的需求量将达到5670万吨，现在生产只能满足70%的国内需求。氮肥生产是合成氨主要需求领域。2004年我国氮肥生产量（折N100%）为3.7×107吨，所消费合成氨约占我国合成氨总需求量的90.1%，其中尿素为2.4×107吨。

国外市场供需情况分析及预测

由于过去几年合成氨产能的削减，全球合成氨市场目前供求趋紧，2004年美国合成氨生产装置的开工率已处于90%的高位。未来几年全球合成氨市场需求有望以年均1.3%的速度增长，这种需求的良好增长使2004年合成氨价格上涨了约17%。

2003年全球合成氨产能为1.28亿吨，同年的市场需求量为1.4亿吨，其中尿素占22.5%，直接用作肥料的占20.4%，磷酸二氢氨占17.5%，硝酸占10.9%，硝酸铵占7.3%，用作化学品占5.1%，硫酸铵占3.6%，其他用途占12.7%。

三、生产工艺及流程

（一）合成氨工艺流程及概述

工艺流程大概可以分为：原料气的制备；原料气的净化；气体压缩和氨的合成四大部分

1、原料气的制备

目前我国煤焦制氨采用的气化技术主要有固定床间歇气化、水煤浆加压气化两种。

该项目拟采用德士古水煤浆气化技术。德士古水煤浆气化是一种以水煤浆和氧气为进料的加压气流床气化工艺，主要工艺特点有：

（1）煤种适应性较广，可以使用高硫、高灰分获得高纯还原气；（2）碳转化率高（94—99%）；

（3）气化炉的气化及净化系统压力高（2.5—20MPa），所以设备十分紧凑；气化炉结构简单，无运动部件，核心部件是水煤浆氧燃烧喷枪，气化炉工作稳定，单炉作业率可达85%，有备用炉保证维修时作业率可达95%—99%，影响德士古操作和气化的主要工艺指标为水煤浆浓度、氧煤比和气化炉操作压力;（4）德士古煤气化炉的另一个显著特点是环保效果好，由于气化炉内温度高达15000C，因此煤气中不含焦油，与传统的煤气化方法相比，德士古气化法排放的CO2减少40%，NOX减少了86.2%，SO2减少了81.2%，因此，这是一种适合我国国情的洁净煤气技术。

2、原料气的净化

在制得的原料气中，除有用成分氢和氨外，还有不同数量的H2S、有机硫化物、CO2、CO等，为此必须将原料气进行净化。

3、气体的压缩

原料气的净化和氨的合成都必须在加压和高温中进行。必须使用原料气压缩机、循环压缩机和氨压缩机等进行压缩。压缩机的类型很多，但在合成氨生产过程中一般常用的都是往复式压缩机。如氢氮压缩机大多采用H22和3D22等系列。

4、氨合成

氨合成丛压力来分有高压法、中压法、低压法三种，我国目前煤焦制氨的34家合成氨厂均采用中压法，其合成压力除大化肥厂为26MPa外，其他均为31.4MPa。

合成塔的直径一般为Φ800—Φ100mm，但大多数为Φ1000mm。只有大化肥厂采用德国的Krnp公司的Φ1300mm的合成塔。至于合成塔的台数主要根据各厂的实际情况来定。

（二）尿素生产工艺流程及概述

制造尿素的方法有50余种，但实现工业化的只有氢氨化钙（石灰氮）法，和氨与CO2直接合成法两种。

合成氨生产为氨与CO2直接合成尿素技术提供了氨和CO2，因原料获得方便，产品浓度高，现在广泛采用此法生产尿素。我国尿素生产主要采用水溶液全循环法。

水溶液全循环法是将未反应的氨和CO2用水吸收生成甲胺或碳酸铵水溶液循环返回系统。我国在煤焦制氨—尿素厂26家中有22家均采用水溶液全循环法。采用Φ1400mm的尿素合成塔，Φ9000—1600mm的自然 通风造粒塔。

工业上由NH3与CO2直接合成尿素分下列四个步骤进行：（1）NH3与CO2的原料供应及净化（2）NH3与CO2合成尿素

（3）尿素熔融业与未反应生成尿素物质的分离和回收。（4）尿素溶液的加工

一般来说，上述四个步骤中，第一步和第二步除工艺条件稍有差别外，在设备构造和操作原则上几乎差不多。第四步尿素溶液加工，实际上是尿素溶液浓缩结晶造粒生产尿素颗粒成品或液态尿素的过程。造粒塔排放的粉尘和NH3会对大气环境造成污染，但对水环境不会有很大的影响。第三步差异较大，在合成尿素工艺流程分类时，是按第三步来分，大致分为不循环法、部分循环法、半循环法和全循环法。即将NH3与CO2在尿素合成系统中循环使用。气提法是全循环法的发展。在简化流程、热能回收，延长运转周期和减少费用等方面较水溶液全循环法优越。目前我国中氮尿素厂生产方法以水溶液全循环法为主，并引进了氨气和CO2气提法。

四、产业优势

三门峡位于河南省西部，煤炭资源丰富，煤田面积368平方公里，保有储量18亿吨，远景储量27亿吨，居河南省第二位，现有生产能力3000万吨/年，主要煤种为长焰煤、焦煤等，具有挥发分高、活性好、低硫磷等特点，是煤化工产业理想的原料用煤。到2010年，煤炭产量将达到5000万吨，可以为本项目提供充足的原料保障。

五、投资估算及经济效益

万吨改造 篇3

1 烟气轮机运行存在问题

(1) 延安炼油厂100万吨/年催化裂化装置是在2003年从80万吨/年催化裂化装置扩能改造而来, 目前配套使用的YLII-8000H烟机是针对80万吨/年催化装置设计的, 设计处理烟气量1420Nm3/min, 但装置改造后加工量最大可达110万吨/年, 烟气总量也达到2200Nm3~2400 Nm3/min。这样造成大量烟气浪费。可见, 对烟机改造的潜力是巨大的。

(2) 现在烟气轮机每次检修发现动叶片、二级静叶、轮盘榫槽、轮盘台阶均会被冲刷, 最严重的冲刷都出现在二级动叶根部, 这种典型的二次流冲刷是双级烟机的固有缺陷, 烟气轮机安全性能大大降低, 机组突发大故障的可能性机率较大, 不能保证长周期运行。另外由于100万吨/年催化烟机两级轮盘间的二级静叶处易发生催化剂粉尘堆积结垢, 容易造成动叶与催化剂结垢的碰磨, 也造成烟机大事故的可能性大大增加。国内先后已出现过多起烟机飞车事故, 严重影响生产任务。

(3) 由于长期使用及检修二级静叶环体变形严重 (扭曲、开口位直径缩小, 变成不规则椭圆) , 每次检修工作量大;烟机静叶环体椭圆, 为了保证动叶叶顶间隙对动叶进行切削, 从而导致能量损失, 使烟机达不到设计的能量回收工况, 烟机效率大降低。

(4) 双级烟机二级轮盘易发生催化剂堆积问题, 引起动不平衡, 现场表现为振动随烟机的运行时间逐渐增大, 稳定性远低于单级烟机;现在100万吨/年催化烟机运行周期最好为12个月 (2010年10月至今) , 这已达到国内双级烟机的较好或最好运行水平, 但仍不能够达到与装置同周期运行。而近几年来随着国内单级烟机技术日益发展, 采用各种新技术的单级烟机效率已与双级烟机的效率接近, 新建装置大都采用单级烟机, 而且基本上都能达到与装置同周期运行。

鉴于以上情况, 延炼100万吨/年催化裂化装置所用YLII-8000H烟机完全有必要进行单级改造。

2 主要改造方案及内容

由于烟气中的粉尘含量无法从根本上消除 (目前仍是石化行业的难题) , 为了保证催化装置长周期运行, 防止催化剂在烟机两级轮盘间堆积, 现在设计烟机大多选用单级结构。单级烟机相比双级烟机设计绝热效率有少许降低, 但实际运行中, 双级烟机运行几乎达不到设计工况, 同时考虑到运行周期及检修等实际情况, 选择单级烟机更符合实际情况。

本次改造可在延炼100万吨/年催化现有三机组的基础上将烟机由双级改单级 (烟机基础不变) , 烟机由YLⅡ-8000H型改造为YL-8000M型。单级烟机采用大焓降叶片, 保证较高效率的同时, 单级烟机结构简单, 故障率低。在新烟机设计中可采用多项新技术, 这些新技术在近些年的广泛使用中效果很好, 可以保证烟气轮机改造后的长周期平稳运行。本次改造具体内容如下:

(1) 新烟机选用单级轮盘, 具有结构简单、维修件少、运行平稳的特点;

(2) 烟气轮机的设计全部采用了CFD※流场分析的方法;:

(1) 采用了整个流场分析的方法。

(2) 考虑进气锥和排气壳体的影响c) 考虑轮盘冷却蒸汽的影响。

(3) 考虑催化剂颗粒 (不同粒度 (分布的影响。

(3) 静叶采用了变截面叶型, 叶顶部的截面面积大于叶片根部;动叶采用大焓降的扭曲叶片, 可以使整个叶栅的反动度沿叶片径向分布更为合理, 避免局部涡流产生, 避免在正常工况条件下的烟机叶片的磨损, 在保证具备足够强度的基础上, 使单级烟机的绝热效率可以达到80%;

(4) 近年来烟气轮机中多项行之有效的新技术将继续在此次改造技术上应用:

(1) 轴承采用LEG型可倾瓦轴承, 不仅有效提高了烟机转子的稳定性;还可以做到节能节油。

(2) 大配重高稳定性转子, 提高后轴承比压, 进一步提高转子稳定性。

(3) 蜂窝密封的气封结构, 提高烟机的可靠性。

(4) 高效进排气壳体, 使叶栅入口截面的流场中催化剂颗粒分布更加均匀, 减小磨损, 也使叶栅出口的流场中速度场更加均匀, 便于余速的利用, 提高烟气轮机的回收功率和效率。

(5) 烟机的进出口管线基本不变, 但烟机的入口法兰的位置有变化, 因此, 烟机的入口管线大小头部分需要相应加长。

(6) 风机机部分不用作任何改动, 烟机与风机端的联轴器可以利旧, 只需要更换烟机端的半联轴节即可。

(7) 改造后, 新烟机按照API※规定需对整个机组 (包括烟机—主风机—变速箱—电机) 轴系进行扭振核算及阵型分析, 以确保机组长周期运行的安全。

(8) 改造烟机方案, 现场施工时间短, 利用装置大检修时间就可以完成, 不会影响装置正常生产。

(9) 根据现在装置运行的实际情况, 改造前后烟机参数测算对比如下表1所示:

3 经济效益分析

如果将现有的YLⅡ-8000H烟机改造为YL-8000M烟机, 功率将由现在的6800kw增大到7950kw, 按装置满负荷运行, 烟机功率增加1150 kw, 电机电流可降低100A算, 每年可节约电费100A×6.4kv×1.732×0.87×0.5元/kw.h×8000h=385万左右。

原来烟机按每年中途只检修一次7天算, 可因开备机多耗电30万元以上;烟机检修一次施工费用10万元, 轮盘修复及常用材料费30万元, 总计检修一次损失约70万元。

别外, 开备机加工量最大为2400吨/天, 而开三机组加工量可达3300吨/天以上。每年可多加工渣油6300吨。每吨渣油增加效益按800元计算, 年创利504万元。

按以上分析, 烟机改造后运行一年产生的效益为:385+70+504=939万元, 运行一年即可完全收回投资 (预计项总投资590万元) 。

4 社会效益分析

烟气轮机改造后, 处理的高温烟气量可达1700 Nm3/min, 相比现有的烟气轮机大大提高了能量回收能力, 更好的回收了高温烟气能量, 达到节能减排的目的。另外, 烟机改造后的运行可以达到和装置同周运行, 依据前面计算每年可节电770万度。由此可见烟气轮机进行扩能改造后能够最大化的实现节能减排。

综上所述, 延炼100万吨/年催化装置烟气轮机进行单级扩能改造是非常必要, 而且完全可行的。

参考文献

万吨改造 篇4

1 聚丙烯装置排放工艺改造的目的以及意义

装置已连续运行5年, 目前在开展节能减排工作, 并遇到一定的瓶颈。因此, 本人从国内的相关文刊找到了一些研究方法, 并结合本装置即将进行的一系列工艺改造进行研究, 对节能工艺改造后遇到的问题进行总结, 并对开工后一年的运行情况进行数据的收集, 并分析提出解决方案确定可行性。

2 国内外的发展现状

PP生产工艺主要就是以溶液法、液相本体法、液相法和气相法等生产工艺为主要的生产工艺。

目前, 在世界生产范围内, 对于PP的生产形势来说, 主要就是采取气相和液相本体工艺进行pp的生产。而纵观全球气相和液相本体环管工艺, 其生产树脂的增长过程中, 就是主要针对溶剂工艺产品进行直观上的挑战, 从20世纪90年代开始, 当淤浆工艺逐渐被生产淘汰以后。全球的PP生产工艺, 就以Basell公司的Spheripol工艺占据了主导地位。而目前, 这两种工艺的生产占全球PP生产装置总产量的50%左右。

近年来, 我国在PP工业生产领域, 也引进了国产化工艺技术, 与此同时也加快了自主开发PP生产工艺技术。在2006年底, 我国在批判生产装置方面, 已经自主研发了46套pp生产装置, 其中就包括了环管聚合工艺以及釜式本体聚合工艺等已经具备国际领先水平的生产工艺。同时这些装置在进行生产的过程中, 规模从40 kt/a到300kt/a, 可以适应各种状态下的生产, 而总产能超过了5.4Mt/a;与此同时在30多套的间歇式生产过程中, 还能够有效的利用液相本体法进行PP的生产, 其总产能也早已超过了1Mt/a。在PP生产工艺方面, 国产化的工艺生产技术在开发方面也领先于其他树脂, 同时因先后开发了多种串联方法, 在流化机床生产过程中也能够更好的利用自身的优势来完成相应的生产, 这对于有效的进行串并联生产, 都具有很强势的优势。而这其中就釜式本体和卧式搅拌釜串联两种连接方式最为常见, 在进行国产工艺方面, 也能够更好的应用于PP生产。

目前国内聚丙烯装置基本所有工艺都具备co汽提塔, 高压丙烯洗涤塔, 同样面临排放量大的问题。部分设有简单尾气回收机组对尾气进行回收。

3 技术改造方案

目前延安石油化工厂聚丙烯装置节能减排的主要着手点是降低物耗重点在减小排放, 厂内排放主要来自几个方面:

3.1 装置开停工造成的排放

3.2 装置尾气回收机组PK-501产生的尾气不经过再处理直接排放

3.3 低压丙烯洗涤塔顶冷凝器不凝气的排放

3.4 co汽提塔T701不凝气的排放

本论文旨在对延安石油化工厂20万吨/年聚丙烯装置排放系统工艺进行改造, 设立新单元, 加入一套OG气回收系统, 通过冷凝回收部分丙烯单体, 并循环利用。从而, 降低丙烯单耗, 为企业取得经济效益。详细工艺以及数据会在论文中做详细阐述, 包括工艺指标, 运行方案, 以及运行一年的各项参数以及操作要点等一系列问题。

4 结语

在一年的运行总结中, 通过数据以及对操作的分析, 设立OG气回收系统, 降低丙烯单耗, 为企业带来经济效益。同时为今后的装置平稳运行打下基础。

参考文献

[1]杨照, 叶伟, 骆广海等.聚丙烯环管反应器安全排放过程的动态模拟[C].//第七届计算机化工应用学术年会论文集化工进展 (1999年增刊) .1999:93-95.

[2]刘洪忠, 赵文亮, 陶龙等.Innovene聚丙烯工艺丙烷排放方式的选择[J].炼油技术与工程, 2014, 44 (11) :11-13, 17.

[3]宋武.火炬自动点火系统改造[J].河南化工, 2002, (10) :39-40.

万吨改造 篇5

石化企业工艺装置的生产过程连续性强，且生产装置属于爆炸火灾危险环境，其用电负荷绝大部分属一、二级负荷，一级负荷中尚有特别重要的负荷，一旦中断供电需较长时间恢复生产，并可能引起爆炸、火灾、人身伤亡和设备损坏等重大事故，给企业造成巨大的经济损失，因此石化企业的安全、连续、可靠供电显得十分重要。

1 呼石化原供电系统及备用电源切换方式

呼和浩特石化公司原有电力系统两路110kV进线为分段单母线接线方式，由两台主变（容量16000kVA）降压至6kV给各区域变电所，6kV、380V分段断路器设置备自投装置，并设手动、自动切换开关。

由于原备自投装置的启动是以工作母线失压为判据，并没有采用启动更迅速的保护或失电为启动信号，且备自投切换时间比较长（一般在1～2S），所以在备自投动作前，装置的高压电机已经因低电压保护跳闸，而低压电动机控制回路里的交流接触器也因失电而释放，故而备自投在以往的实际运行中没有真正起到为装置提供连续可靠供电的作用。

2 呼石化新建供电系统及备用电源切换方式

呼石化500万吨项目新建总变仍然是两路110kV进线，由于新建500万项目供电负荷的大幅增加（计算负荷为56262kW），故厂区主供网络电压等级由6kV改为35kV, 35kV/6kV区域或联合装置的变电所采用线路-变压器组方式，全厂配电系统以放射式向辖属的下一级变配电所或变配电装置直供。

为了能够更好的保证装置供电的可靠性和连续性，新建项目35kV母联断路器、6kV配电装置的分段断路器按照无扰动快速切换的备用电源自动投入装置设置。我公司快速切换装置采用的是当前快切装置市场上技术成熟、性能稳定的ABB公司SUE3000快切装置和合富机电TPM300快切装置产品。

3 快切装置切换方式介绍

快切装置动作按切换方式的优先级区分一般包括快速切换、首次同期点切换、残压切换和延时切换4种切换方式。

快速切换是当母线电源中断后，母线残压和备用电源电压之间的相位差不超过20的情况下，同时发出断路器的分、合闸指令，跳开工作电源，同时合上备用电源。系统实际无流时间仅为断路器合、分闸时间之差（一般不超过20ms）。快速切换的切换时间极短，切换全过程不超过100ms，完全满足系统对冲击电流的要求。

图1表示采用快速切换模式进行切换的波形图，从图中可以看到，母线的实际无流时间为12.5ms，这种切换方式可以实现几乎无冲击电流的快速切换。

首次同期切换（切换过程250-500ms）是当母线残压和备用电源电压相对旋转一周又回到同期点，这时角差为零，差压也较小，若在这一时刻合上备用电源，电气设备受到的冲击也较小，这种切换称为首次同期点切换。图2为首次同期点切换的录波图。从波形图我们看到，冲击电流比快速切换增大了许多，但还是在系统可接受的范围内。

残压切换（切换过程400-1200ms）是当母线残压衰减到低于设定值时合上备用电源。一般来讲，当母线残压低于40%的额定电压时进行切换，冲击电流已降到可接受的范围内。图3为残压切换的录波图。从波形图中可看到，差压轮廓线的周期逐渐减小，反映了电动机减速的过程，残压切换引起的冲击电流较大。

延时切换（切换过程大于1700ms）是在发出切换指令后经过一定的延时后合上备用电源的切换方式，一般设定1.5s的等待时间。

综合以上四种切换模式的分析，切换装置设计的基本原则是尽量减小切换过程产生的冲击电流，其中最主要而且最理想的是快速切换，所以机组正常启停的切换以及故障时的切换必须首先采用快速切换，除非快切失败才继续执行备用切换模式。另外切换装置的所有4种切换模式是在同一时刻同时启动的，即4种不同的逻辑程序同时运行。

4 呼石化快切装置的调试应用

在项目施工单位完成项目施工以及快切装置参数的设定后，我公司技术人员协同施工单位及快切装置生产厂家调试人员对快切装置进行了调试与试验。

在快切装置投入运行后，在不同起动方式下（手动起动、保护起动、低电压起动）起动快切装置对系统进行切换试验，快切装置快速完成切换，切换过程中供电系统没有受到冲击和扰动。接下来我们在两段母线没有带负荷的情况下进行了手动起动、模拟保护起动、模拟低电压起动切换试验，快切装置动作执行切换。手动起动、模拟保护起动时执行了快速切换，模拟低电压起动时执行了残压切换。

另外，在生产装置电机单机试运过程中我们还进行了带负荷情况下保护起动的快速切换模拟试验。以动力站变电所为例：动力站一段母线所带负荷为2台阿特拉斯压缩机和四台6KV变压器所带的15台低压电动机，另一段母线不带负载。短接综保电流保护起动信号接点模拟动力站1#出线柜断路器电流保护跳闸故障，快切装置即刻起动完成了快速切换，整个切换过程中没有任何的波动，电机连续运行也没有受到影响。

结束语

通过快切换装置的调试试验可以发现，呼石化500万吨扩建项目35KV母联断路器、6KV配电装置的分段断路器采用无扰动快速切换装置在技术上是成功的。在系统出现故障、晃电或停电时，快切装置能够迅速执行切换，确保各装置供电在系统波动、低电压或线路内部故障时不受影响，从而在电源上确保了装置的安全、平稳、连续运行。快切装置在呼石化供电系统的成功应用，对提高石化企业供电安全性、可靠性、连续性方面有极大的推广应用价值

摘要：本文阐述了呼石化原供电系统备自投装置应用于生产实践中存在的问题, 结合500万吨扩能项目快速切换装置的普遍应用简要介绍了快速切换装置, 明确了快切装置在呼石化平稳供电、安全生产中的重要意义。

关键词：备自投,快速切换,备用电源快切装置

参考文献

[1]ABBSUE3000厂用电快速切换装置用户手册[Z].

万吨改造 篇6

一套ARGG装置三级旋风分离器, 卧式结构, 共有单管170根, 设计烟气流量2847m3/min。

1.1 自三旋首次开工以来至2013年共进行过8次检修, 每次均发现三旋单管有严重的结垢、堵塞的现象, 最严重时单管堵塞率可达70%, 主要集中在下部6层。

1.2 2010年检修, 发现三旋内部膨胀节导流筒挡圈脱落。

1.3 2010年和2012年检修, 发现三旋单管排尘斗侧壁局部磨漏其中2012年三旋单管磨漏多达34处。

1.4 由于三旋单管的严重堵塞造成三旋压降增大, 大量主风通过双滑跑损, 烟机做功能力因此下降, 同时因堵塞后分离效率降低, 导致烟气中粉尘浓度增加, 造成烟机频繁结垢, 机组需停机检修。

2 原因分析

三旋原设计采用卧式单管, 单管排尘口为双锥结构, 针对单管的分离效率及堵塞成因, 我们进行如下分析:

2.1 三旋工艺核算与单管性能

2.1.1 再生两级旋分+集气室+再生器→三旋入口烟道:ΔP总=15KPa

2.1.2 再生两级旋分+集气室+再生器→三旋入口烟道:ΔT总=10℃

2.1.3三旋原设计流量:Q总=170820m3/h

2.2 不同型式的排尘结构三旋单管比较

再生烟气能量回收系统第三级旋风分离器主要由三种类型:立式单管型、卧式单管型、旋分式。初期普遍使用带泄料盘结构的EPVC型立式单管, 后来逐步推广应用PDC型立式单管及PT型卧式单管。双锥排尘结构在立式或卧式三旋应用后, 运行中较多地出现单管结垢堵塞和双锥磨漏磨掉等问题, 甚至双锥磨穿、下锥脱落更是普遍现象。

比较表明:三旋单管的排尘双锥内存在着一些不利的二次流。在上下锥的结合部和排尘口处都存在着较多的涡流和偏流, 易造成双锥内部的返混和排尘口处的返混。经实验流场测试表明排尘双锥有以下不足之处:

2.2.1 整个旋风管内, 径向速度的方向均向内, 即为向心速度且越向中心数值越大, 这对外层区域内颗粒的分离和夹带到中心区域内的细粉二次再分离是非常不利的。

2.2.2 上下锥体的结合部形成环形空间, 上锥下口有一股气流向上流入此环形区, 在向心径向速度和较高切向速度下, 环形空间形成了旋转气圈。该气圈靠近上锥下口向下流动形成高浓度粉尘流灰环。灰环靠近上锥下口, 在向心速度作用下形成短路流, 夹带粉尘到中心上升气流中, 从而降低了单管的分离效率, 同时灰环对双锥接合部的冲刷破坏也非常严重。

2.2.3 双锥结构的两个锥体叠套在一起, 若上下锥组对同轴偏差大, 上述灰环形成的磨损和短路流现象会更加严重。

为了解决排尘双锥的不足, 国内又陆续开发了具有简单的单锥排尘结构的高效旋风管。单锥内不存在二次流, 单锥排尘结构旋风管在国内属于第三代单管, 典型产品有PST-250型、PST-300型立式单管, 和PHT型、蝶式卧管。经过十多家催化装置的运行和检验, 目前国内催化装置三旋双锥排尘结构单管已基本被单锥排尘结构单管所替换。

2.3 在用PT-II卧式三旋壳体下部净空尺寸比较

对国内同类装置三旋进行比较, 统计情况看我公司100万吨/年ARGG三旋壳体下部净空尺寸最小。

净空尺寸过小的主要缺点:从三旋内部分离原理来看, 经过高效分离的气相烟气经单管上部的出口排出进入烟机做功, 固相催化剂细粉由单管下部排尘口排出后进入排尘仓回收。因单管为自上而下分层排布, 因返混的存在, 随着粉尘的排出, 越往下粉尘浓度越高, 越不利于底部单管的排尘。这样设计较大的净空尺寸, 最大限度的减少返混、窜流强度及不利影响, 有利于减缓三旋单管的堵塞, 从而使其始终保持高效运行。

2.4 三旋结垢原因

一般来说单管堵塞并非完全由于操作不当引起的, 采用易产生细粉的降烯烃催化剂及设备自身设计不合理为主要原因。

2.4.1 在三旋特定的两相流场中, 具有一定锥角的单管排尘锥体有细粉挂壁和催化剂微粒结垢的倾向。

2.4.2 排尘双锥内不利的二次流极易造成催化剂细粉形成的灰环磨损与结垢堵塞。

2.4.3 单管排尘口与三旋壳体衬里壁的不足距离不仅降低了三旋效率而且形成的窜流返混现象加速了卧式单管尤其是底部单管的结垢堵死过程。

2.4.4 双锥结构的排尘口一般较小, 不利于粉尘的排出, 易堵塞。

3 改造方案

3.1 PHT-III 250型为单锥排尘结构, 单管处理量1300 m3/h (大于PT-II 250型) 。从国内卧式三旋运行及单管自身结构分析论证, 单锥结构防结垢及堵塞效果优于双锥结构, 不存在二次流的干扰。因单管处理能力高, 应用后分离单元单管数量由170根降至150根, 可极大改善气流及压力分布不均的情况, 进一步增强防结垢和排尘能力。

3.2 选用PHT-Ⅲ250型单管重新设计后, 每层单管排布仍为10根, 单管数量降低后减少2排单管变成15排, 这样单管排间距可由目前的600mm提高至650mm, 减少因间距过小造成的相互影响, 同时排尘仓底部空间增大有利于排尘。

4 投用后三旋性能

4.1三旋出口催化剂浓度≤130mg/m3。

4.2 三旋出口催化剂粒度10>μm的≤1%。

4.3 长周期性能

4.3.1 三旋分离效果随反-再系统长周期有效运行, 不对烟机产生不利影响;

4.3.2 在沉降器、再生器不发生经常性大幅度跑剂的条件下, 运行三年后, 允许存在一般性可接受的结垢问题。

5 投用后效果

装置于2013年9月份对三旋分离单元进行了更换, 于10月4日以装置最佳处理量进行标定, 三旋运行数据如下:

三旋总压降ΔP总≤9.8KPa

三旋出口催化剂浓度≤94mg/m3

万吨改造 篇7

轴流泵运行电流高, 主要原因是泵出口石墨换热器过流面积过小, 管道阻力增大, 导致轴流泵扬程降低、流量增大, 围绕叶轮流量设计进行改造, 降低轴流泵流量、从而降低运行电流。我们需要对叶轮的设计进行改造进而改变叶轮流量, 得到技术的进步和轴流泵的效率得到提升。轴流泵技术改造实质上是对叶轮的改造, 根据设计做出对不同石墨换热器的数据比较, 调整叶轮轮毂尺寸、修正流量, 减小电机运行的电流, 增加对电机的保护这样使得电机功率的变化, 增加效率。

2 正文

2.1 论点:

由于轴流泵运行电流过高, 原因分析主要是因为泵出口石墨换热器的过流面积太小, 使得管路的阻力增大, 根据轴流泵的运行特点, 最终导致轴流泵的扬程减小, 流量增大。我们需要围绕叶轮的流量来进化设计和改造, 降低轴流泵的流量进而降低了运行的电流。

2.2 论据及论证:

云南三环中化化肥有限公司目前有国内最大的湿法磷酸浓缩装置4套, 这四套装置同时在工况条件一致的情况下 (其中轴流泵 (泵型HZ1100) 、电机、安装高度、介质均相同) , 转速低的轴流泵 (低4r/min) , 运行电机的电流反而高18A。经过专业人员综合的对浓缩系统进行分析, 发现主要在于轴流泵出口的石墨换热器, 石墨换热器的过流面积不同, 导致阻力降不同。4套石墨换热器中有两套换热器过流面积小、且长, 这对电机是极其不利的, 另外还有2套的石墨换热器过流面积大且短, 这样就造成了阻力降的不均, 对于轴流泵来说阻力降对运行电机流量影响是极大的, 根据研究扬程-流量性能曲线图大致可以推断电流高的2套轴流泵对运行电机流量已经超出了15%左右, 并且叶轮的叶片发生过断裂, 这对运行的电机很不利。经过多方核算最终得出通过将叶轮的轮毂外径由340mm改为420mm, 这样既修正降低了流量又减小了叶片根部的受力, 从而达到减低运行电机的电流 (8A) 和延长叶轮的使用寿命。

2.3 论证方法与步骤:

湿法磷酸生产设备管理和项目建设为大型湿法磷酸装置15万吨P2O5/年浓缩轴流泵收集了许多性能参数, 计算主要包括换热器阻力降对比、叶轮轮毂外径尺寸主要是对流量的影响, 运行电机的功率变化。

参数如下:

轴流泵:a、Q=12000m3/h, H=6.2m, 叶轮外径Φ1100mm;电机型号:Ykk4505-4, 710Kw, 1485rpm, 功率因数0.89;减速机输出转速371 rpm, 传动效率94%。

b、Q=12000m3/h, H=6.2m, 叶轮外径Φ1100mm;电机型号:Ykk4505-4, 710Kw, 1485rpm, 功率因数0.86;减速机输出转速375rpm, 传动效率94%。

石墨换热器:a、过流通道 (列管内径) Φ38mm、共1065根列管、列管长6000mm。

b、过流通道 (列管内径) Φ36mm、共1339根列管、列管长

6640mm。

介质:46%-48%的浓磷酸、温度79℃、比重1.65、粘度16-17 m Pa.s。

增机加“换热器阻力降对比、叶轮轮毂外径尺寸主要是对流量影响的计算公式”这里主要介绍通用型轴流泵的石墨换热器阻力降计算公式即:压力降= (流动形态阻力+支承结构流动阻力) *质量流速阻力。

轴流泵的石墨换热器阻力降计算公式在计算上要注意流体的形态, 特别是对紊流, 因为这个对管路的通道造成很大的阻力损失。

2.4 结论:本次大型湿法磷酸装置15万吨P2O5/年浓缩轴流泵技术改造。

主要通过对泵出口石墨换热器过流面积的不同, 分析管路阻力变化的主因, 确定轴流泵扬程的降低和流量增加的变化, 展开降低流量的改造思路, 采取叶轮轮毂外径的改造由原来的340mm改为420mm, 改造后达到了既降低流量又减小运行电流的目的。计算了主要包括换热器阻力降对比和叶轮轮毂外径尺寸对流量的影响从而影响电机功率的变化过程。对于主要问题我们采取要因分析法, 比如对石墨换热器的阻力降, 2套石墨换热器过流面积小且长, 还有另外2套石墨换热器过流面积大且短, 这就给轴流泵出口造成不同的阻力降。所以说我们应该对存在问题的设备进行改造, 改变和测量, 始终追求夯实基础拓展创新的目的, 为今后的建设和生产管理中对湿法磷酸生产装置国产化和大型化的发展过程中做出重要的贡献。这让我们具备了主持分析的能力和处理及改造的大型设备的能力, 也是为国家在湿法磷酸装置生产设备管理和选型的理论及实践知识的发展做出依据。通过以上的总结和概括可见大型湿法磷酸装置15万吨P2O5/年浓缩轴流泵技术改造是多么的重要, 这个项目不单单是对轴流泵运行电流高而提出的问题更多的是对类似的问题做出先率, 为今后的问题发展带好头;在今后的发现问题能及时的改正提供条件。

云南三环中化化肥有限公司目前有国内最大的湿法磷酸浓缩装置中四套装置中的轴流泵、电机、安装高度、介质都是在工况相同的条件下完成的试验。在试验前对产生的现象进行分析比较, 查找要因, 针对要因进行技术改造;改造后将运行数据进行比较改造前后的变化, 最后得出改造成功的结果。该技术改造为大型湿法磷酸装置浓缩轴流泵的发展和完善提供了条件和依据。

参考文献

[1]张永泉;安志林;;轴流泵叶片的数控加工[A];2011年“天山重工杯”全国机电企业工艺年会暨第五届机械工业节能减排工艺技术研讨会论文集[C];2011年

[2]李国荣;周建业;孙寒松;胡盛寿;朱晓东;郝宗超;田步升;陈海丰;;轴流泵全人工心脏的研究[A];中国心脏大会 (CHC) 2011暨北京国际心血管病论坛论文集[C];2011年

[3]陈坚;刘德祥;丘传忻;郑玉春;;带前置导轮的轴流泵装置模型试验结果及分析[A];中国水利学会2001学术年会论文集[C];2001年