石油化工装置工艺论文（共11篇）
石油化工装置工艺论文 篇1
实际上, 在传统的石油化工产业的日常管理过程中, 石油化工装置及工艺环节的正常运作是维系生产的核心内容, 但随着行业生产要求的不断提升, 原有的生产工艺已经不能够满足现阶段的实际需求。因此, 为了进一步改善石油化工技术工艺的应用实效, 调整石油化工装置的性能, 则需要针对石油化工装置工艺管道的设计内容进行适当设计与改造, 挖掘新的技术手段与实践相整合, 并强化过程管控, 进而强化石油工业生产的总体质量。
1 石油化工装置工艺管道设计的关键点分析
对于石油化工类型企业的管理而言, 石油化工装置本身的工艺管道设计内容及其应用实效对于行业产能有着直接的影响。基于此, 每隔一段时间, 要做好石油化工装置工艺管道的系统检查工作。从实践中了解到, 经检查后发现, 目前我国石油化工领域所使用的石油化工装置的工艺技术细节亟待进一步完善, 并以此来提升行业的生产能效。
(1) 做好石油化工装置工艺管道的系统检查在整个生产环节中, 石化装置工艺管线系统的压力状况对于整个工艺流程的顺利实施至关重要。在经过了基础的技术准备以后, 凭借工艺设计方案, 开始进行石油化工装置工艺管线系统的系统检查。在实际操作过程中, 需要严格按照既定流程以及标准来执行, 首先要进行的是工艺管线的完整性检查, 该环节的执行依据是管道系统图以及管道构造图等技术型文件等相关资料[1]。
(2) 石油化工装置的工艺技术细节以及工艺设计内容亟待完善在执行石化装置的工艺管道设计的过程中, 最重要的一点内容便是要进行试压方案的编制与设计, 并将方案送交到有关部门审核, 经测算以及分析以后, 才能执行具体操作。此外, 要做好统筹规划, 要确认系统试压条件以及工序放行等内容, 以此来保障石油化工工艺管线系统本身的严密性。例如:对塔以及容器管线的设计, 要做好二者之间的管线布置, 通常情况下, 需要将调节阀组靠近汽提塔来进行安装, 这便能够保证调节阀门前有满足标准的液柱产生, 同时, 若当分馏塔装置的性能受到抑制时, 则需要改换设计思路, 即管道上的调节阀应靠近接收器进行布局, 以此来降低阀门及管道中的压力, 防范管道中发生非常规性质的震荡, 保证生产工艺应用过程的稳定性。
2 石油化工装置工艺管道的压力检测及技术调整
(1) 石油化工装置工艺管道压力试验为了了解石油化工装置工艺管道的压力状况是否会对实际工作带来影响, 保证石油化工装置上线使用后的安全性, 就需要对其进行科学化的管道压力试验操作, 这也是为了满足更高的设计要求所做的最基本的工作。而且, 在这一环节过程当中, 对于石油化工装置工艺管道设计温度以及压力都有着具体的参数标准, 在进行试验的过程中尤其需要观察系统中压力值的变化, 并探究具体的变化原因。只有这样, 才能优化石油化工装置工艺管道设计的内容。
(2) 石油化工装置工艺管道系统中各项技术的整合及调整在实践过程中, 针对石油化工装置工艺管道的试压过程极为重要, 而且也是相当危险的过程, 因此, 需要做好各项安全技术措施来保障这一过程的顺利完成。通常情况下, 液压试验管线的长度要在千米以内, 同时, 试验所选用的压力表要符合标准, 进而保证压力表的测量精度。例如:在进行石油分流塔装置的技术调整时, 需要从实际应用的角度来改进工艺管道系统的设计内容, 乙烯装置在石油等物质的生产及加工领域中较为常见, 在石油资源的实际生产过程中不可或缺, 而且, 伴随着原油质量的改变, 乙烯装置汽油分馏塔的设计方案也需要进行适当调整, 从而满足现代化生产对于设备及技术的实际要求[2]。从具体情况来看, 必须要解决气相聚合物和焦化物对填料及气液分布器的堵塞问题, 将工艺设计的细节调整到位, 才能够改善乙烯装置汽油分馏塔装置的性能[3]。除此以外, 如若必要, 在进行石油化工装置工艺管道的设计调整时, 拆卸系统的过程, 要做好周密的记录与管理, 防范出现装置重组时部件缺失等人为性质的误操作, 避免影响装置的性能与使用环境安全。
3 结语
总而言之, 针对石油化工装置工艺管道设计内容的研究十分有必要, 因为随着时代的发展, 以及工艺技术水平的进步, 石油化工装置本身的性能也亟待提升, 这就需要对其进行工艺技术的调整与处置, 并且, 要通过科学化的系统压力试验过程来对其进行压力检测, 从而保证石油化工装置在上线以后的安全性与稳定性。此外, 要做好石油化工装置技术调整的记录, 在借助先进的技术软件的同时, 要避免各类型误操作的发生, 使装置工艺管道设计的过程更严谨。
摘要：石油化工装置的主要作用是把原油物质裂解成次级产品, 该装置在投入使用的过程中, 往往需要高温高压的环境, 而且, 装置内部的参与反应的化学物质或燃料本身就存在一定的毒性, 这就给石油化工装置工艺制备的整个过程埋下安全隐患。本文就从实践的角度出发, 探讨石油化工装置工艺管道设计内容, 并结合以往实际工作中所出现的问题, 提出几项能够改进石油化工装置工艺应用实效的具体策略, 以期为实践带来有益的借鉴。
关键词：石油化工装置,工艺管道,设计,探讨
参考文献
[1]马峻.结合实例分析石油化工装置工艺管道设计的合理性[J].中国石油和化工标准与质量, 2013, 05 (05) :80-81.
[2]张宪东.石油化工装置工艺管线系统试气试压[J].黑龙江科技信息, 2010, 12 (24) :24-25.
石油化工装置工艺论文 篇2
汽油加氢装置
实习时间：2012.3.5—2012.3.20
实习单位：山东XX石化有限责任公司
实习目的1）对加制氢装置及设备结构进行初步了解，对实习装置流程详细了解，对DCS操作系统进行熟悉并掌握。
2）将所实习装置中预分馏、加氢反应、汽提、公用工程各部分与我们的进行对比学习，对其操作和异常事故处理进行学习及掌握。
3）对加热炉、压缩机、反应器、低分、高速泵、高压换热器等设备的操作及维护进行重点学习。
公司概述略
实习内容
（1）入厂安全教育由XX石化安全员为我们进行入厂前安全教育，教会了我们作为一个化工行业从业人员所应遵守的基本安全条例。并进行了安全知识考试，合格后发放了“实习人员出入证”。
（2）进入汽油加氢装置现场我们去了汽油加氢装置现场，对装置区域内的压缩机、机泵、冷换设备、炉子、塔、反应器、罐等所处位置和外形有了更实际的认识。进一步了解了各种阀、自控阀组、法兰、过滤器、安全阀、各种现场仪表及液位计等个部件。熟悉该装置工艺流程。
（3）中控室进入XX石化加氢中控室，我们见到了正在电脑前操作的XX石化员工。通过与汽油加氢的师傅们的沟通交流及自己对电脑上DCS操作系统的观察，使我对DCS操作系统有了初步了解，对其流程有了更系统的认识，再加上去装置现场得到的对设备的直观认识使我们受益匪浅。
XX石化汽油加氢装置主物料线：
循环线新氢
催化汽油 FI001 V001P001ABE001(管)
T001E002(壳)R001E003(管)E002(管)混氢
E001(壳T101P201ABE201AB(壳)R20
1除氧水T201 E201AB(管)E202(壳)V202
E301ABC(管P302ABT301E301ABC(壳)
轻汽油
E304(壳)混合汽油出装置
其中塔T001、T002、T301塔底均有重沸器，塔顶有相应的回流流程。E001(壳)出口处，T101出口处，V202出口处、E304(壳)出口处均有至原料油过滤器入口处的循环线。另外，E304壳程出口即精制油出装置处有至T101与V202出口的循环线。
通过实习了解到的一些知识点：
（1）加氢装置中闸阀用的较多，蝶阀一般用于循环水管线，一般阀顺时针为关，逆时针开，对其所谓的“大圈”、“小圈”及“几个格”有所了解。现场分辨物料流向，对于自控阀组，有放空的是入口；对于泵，有过滤器的是入口。对于换热器，一般气体高进低出，液体低进高出。
（2）实习单位的汽油加氢装置处理量比我们小，且流程与我们的相比有多处不同点，例如该装置内设有一稳定塔，预反应器在预分馏塔前等，相应各部分参数都有较大不同。这就需要我们学习时，要有对比分析。例 所实习装置设有稳定塔，作用是脱出一反所产生的废气，避免其对后续流程的影响，其底部循环线常
气；过滤器运行一段时间后会进行切换反冲洗，该装置是通过过滤器前后压差控制的，前后压差超过150kpa或24小时后自动反冲洗，我们是手动切换反冲洗。
（3）对炉子操作的几点要求：炉子操作要平稳，切忌大开大关。反应温度是加氢技术最重要、最敏感的调节参数，汽油质量的控制主要以调节加氢反应温度为主要手段，因此炉子操作的平稳尤其重要。对一反入口温度的控制一般通过控制炉子底燃料气进气量来控制炉膛温度，进而调节炉出口温度。该装置进料量变化频繁，会引起反应深度的变化，需要及时调节反应温度以弥补进料量变化所带来的影响。所以一方面要求E001(壳)出口处循环线常开，另一方面要时刻关注加热炉出口温度，并做出及时调整。
（4）压缩机稀油站（供油管）作用：冷却由机身流出的润滑油并循环回机身继续润滑。压缩机运行时辅油泵要一直打自动，否则油压上不来时影响机身润滑，机身为温度上升，会损坏压缩机。
（5）每隔一小时该装置操作人员都会去现场巡检一次。常规巡查点：加热炉燃烧情况；泵的声音，电机震动，温度，油位，出口压力及循环水是否畅通等；压缩机出口压力，机身油位，震动声音，水冷是否投用等；罐或塔的现场液位与DCS上是否一致；水冷空冷运行是否正常等等。
（6）由于重催出现故障造成汽油加氢装置停工。
首先催化汽油进装置停，装置改长循，预分馏塔顶轻汽油外送线改长循，催化汽油来油阀关闭。然后一小时后炉出口温度降至200℃以下，一反进料温度降至130℃。装置全部长循后，开始停工，关所有运转泵，关重沸器蒸汽手阀。停工过程中需要重点关闭的阀：1)新氢进装置切断阀关，手阀关，一反尔反新氢进装置手阀关；2)汽提塔、分馏塔、稳定塔压控手阀关；3）低分至汽提手阀关；4）贫溶剂泵关，来去手阀关；5）注除氧水根部手阀关，低分界位手阀关；6）燃料气调节阀手阀关，炉子灭火嘴等。最后，等二反温度降至100℃以下时，停循环氢压缩机（步骤：先关压缩机入口阀，开放空，再关压缩机出口阀，关压缩机电机按钮，15min后停辅油泵。）所有空冷全停。
（7）三天后，重催抢修完毕，加氢恢复供料，所停装置需重新开启。催化汽油进装置前各方面都要做好准备。
1）启动压缩机，开放火炬，启动辅油泵。
2）投用各换热器及塔底重沸器，蒸汽阀开得很小。
3）一反改线，使油从底部进，为一反垫料。
4）启动一反二反加氢进料泵、精制油泵，开精制油至过滤器前循环线，将汽提塔内存油送出。
5）开循氢压缩机出口阀，关放火炬，同时开入口阀。开混氢线。
6）连接主燃料气线与炉前引线上的法兰，开燃料气阀，点火并调节炉前风门手阀，至火苗正常，控制炉出口T≯200℃，保持不大于20℃/h的升温速度。
7）投用一反、二反，装置开始长循，等待催化供油。
8）催化汽油进装置后，系统升温至正常运行时的温度。待二反温度正常且出现温升时A201前投除氧水，一段时间后启贫溶液泵。待一反入口温度升至120℃时开新氢手阀。待各塔顶回流罐有一定液位后再启塔顶回流泵。
9）待装置各部分参数正常后，开精制油出装置阀，产品外送。
问题及讨论
（1）原料油进料少，使容器、塔内液位迅速降低时，相应措施：
① 联系灌区，尽快提供足够原料。
② 精制油打循环，维持反应器内液位。
③ 相应降低燃料气量，降炉出口温度。
④ 待液位恢复，供料正常后，恢复正常操作。
（2）低分压力的影响因素
① 主反应器床层温度上升，内部反应加剧，会使低分压力下降。
② 二反高换前注氢量增加，低分压力上升。
③ 开脱硫塔出口放空，会使低分压力下降。
④ 低分液位变化，也会相应的影响低分压力。
（3）塔顶压力压力一般比塔底要高，如出现低的情况，其可能原因是：原料油中断，或塔顶放空或安全阀漏气。例如，一反顶部安全阀漏油导致压力上低下高，处理：将故障安全阀切出，改备用安全阀。
（4）主反应器床层超温的处理：
主反应器床层超温，反应器出口的温度也会随之上升，通过换热相应的会使E201AB壳程温度上升。一方面可通过减少加热炉燃料气进量来降低炉出口温度（常用），另一方面，也可通过反应器床层中段注冷氢，来降低温度。
（5）泵的日常维护
① 机身油位 要求控制在1/2-2/3之间
② 泵出口压力，电流是否正常
③ 循环水是否畅通，出入口要有温差等
心得体会及结论
这次在XX石化为期两周的实习，虽然时间不长，但对我而言却有着十分重要的意义。它不仅使我在理论上对汽油加氢技术、工艺及设备有了更深刻的认识，在实践能力上也有所提高。在一次次理论与实践相结合的过程中，我们通过仔细的观察与认真讨论，基本达到了本次实习的目的。
通过不断向师傅们不断的请教，及下班前一小时的讨论，不仅在专业知识上使我受益颇多，还使我学会了如何更好的与人沟通，如何更好地表达自己，更准确的陈述自己的观点。通过这次实践，我学到了很多课堂上接触不到的东西，开阔了视野，增长了见识。相信这些宝贵经验会成为我将来成功的重要基石。
另外，通过本次实习，使我对自己以后的工作环境及工作性质有所了解。刚实地接触到这些化工装置时，我心理上是有些许恐惧的，不仅是因为这一工作性质，还因上塔爬高等。但在我们小组成员的带领下，通过一次次实地的尝试，再加上自我的不断开导，我逐渐克服这一恐惧心理，并决心努力认真地学习和工作，与所有同事共同奋斗，让我们自己的装置早日成功、顺利运行起来。
在本次实习的结尾，我要特别感谢领导为我们这次实习所付出的辛劳，感谢XX石化汽油加氢的师傅们给予我们的教诲和指导，感谢我们小组成员给予我的帮助及为我们实习创造的积极轻松地学习氛围。
加制氢装置
XXX
石油化工装置工艺论文 篇3
摘要：石油焦作为冶炼厂生产电池和燃料的重要原材料，对国家经济的发展起着一定的推动作用，其价格一般会根据质量而有所不同，而且现阶段全球每年生产石油焦的总量大致为70Mt。当前我国国内大部分的石油焦均是价格较为低廉的生产品，而本文基于充分发挥石油焦作用的条件上，提出了有效选定延迟焦化装置的工艺路线，望能对国内石油焦生产业有所裨益。
关键词：石油焦；用途；延迟焦化
一、石油焦的用途分析
（一）作为电厂CFB锅炉的主要燃料。为了更好地适应进口含硫原油加工工作需求与油品质量标准，石油焦生产加工企业要在国家沿海或者沿江附近建设石油焦的延迟焦化装置，与此同时要充分使用该批硫含量较高、价格较低的石油焦，就务必要为之配置良好的生产流程与优秀的硫化床技术，此外还需配置大量能够将石油焦作为生产原材料的CFB锅炉，从而有效地给电厂供给充足的生产流程所需的蒸汽、电力、氢气。该做法不仅能够消化硫含量高、价格便宜的石油焦，还能够与企业业务发展相适应，还能够减少烧油锅炉的使用数量，有效地节约国家重油能源。
（二）作为冶炼厂生产电池的原材料。对于硫含量较低的石油焦（石油焦的硫含量范围一般为0%～3%），冶炼厂能够将其作为生产电池的原材料，比如用于铝厂生产过程所需的阳极糊、用于钢铁厂生产过程所需的石墨电极等，也由此可见石油焦内部硫含量的高低直接关系到石油焦能否获得充分的使用以及碳素产品的生产数量与质量。尤其是对于钢铁厂石墨电极的生产项目，硫含量是尤其关键的衡量指标，一般情况下硫含量低于1%且灰分低于0.5%的石油焦会作为生产普通功率石墨电极的原材料，而硫含量低于0.7%且灰分低于0.3%的石油焦则会作为生产超高功率石墨电极的原材料，关键的一点是如果石油焦硫含量一旦超标，则会同时影响到钢铁厂生产的石墨电极与钢铁炼制的质量。在高于500℃温度的环境条件下，石墨电极内部所包含的硫物质会从石墨电极当中分解出来，而所分解出来的硫物质会导致电极晶体不断膨胀、不断产生裂纹，甚至会直接导致石墨电极报废。根据数据显示，在钢铁厂生产石墨电极的过程中，石油焦的硫含量會直接关系到生产过程的耗电量，正常情况下每吨含有1%硫的石油焦在生产石墨电极过程所要消耗的电能量，要比每吨含有0.5%硫的石油焦生产所要消耗的电能量多出9%，而且此现象在铝厂生产阳极糊时也同样存在。
二、石油焦的加工工艺
众所周知，和煅烧焦、石墨电极相比，石油焦的价格较为低廉，为此不少的加工企业都会着手开展石油焦加工增值的工作项目。
（一）在生产煅烧石油焦方面。正常情况下，国外石油焦的煅烧全过程一般会发生在炼油厂内，而且经过炼油厂加工而得的石油焦能够直接放置煅烧加工装置当中，从而持续性地落实石油焦煅烧工序。然而因为我国的炼油厂并没有安装关于石油焦煅烧的装置设备，因此国内炼油厂所生产出来的石油焦都会以较低的价格售出。到目前为止，我国国内有关石油焦或者煤炭的煅烧工序一般都会在冶金行业开展（比如钢铁厂），而此做法就较容易导致工艺路线变得繁杂。事实上，煅烧石油焦在国内具有较好的销售市场，其主要被广泛运用至炼铝行业，不过其即使在国外销售市场也仍然拥有较好的发展前景，比如镇江碳素厂，能够一次性完成20Kt出口美国的煅烧石油焦，也由此可见煅烧石油焦必会是目前及未来石油焦发展的一大趋向。而且普通石油焦和煅烧石油焦相比，其每吨价格就会相差几百元，因此炼油厂加大对煅烧石油焦的生产力度必定能够大幅度提升焦化装置的经济效益与社会效益，必定能够增强炼油厂的核心竞争力。
（二）在生产石墨电极方面。为了提高石油焦所带来的经济效益，能够通过提高石油焦的附加价值来实现，即对石油焦开展煅烧工序，从而有效地提升煅烧石油焦的实际售卖价格，而在国内外石油焦市场该做法时常发生。例如兰州的碳素厂，其通过使用国内较为优质的石油焦，并结合大颗粒配方与先进的加工技术与流程，研究与开发出具有较强功率的石墨电极，而且事实上如果工作人员能够较好地控制住加工技术力度与工艺落实程度，也能够将胜利焦生产成为石墨电极。但是炼油厂工作人员值得注意的一点是，若石油焦硫含量超过0.8%则会在一定程度上造成石墨电极出现龟裂问题，因此其不太适用于石墨电极的生产过程。
三、石油焦的生产工艺
（一）科学合理地选择重油催化裂化/延迟焦化双向的生产工艺路线。随着经济不断地蓬勃发展，国内原油的利用率在不断地上升，轻质油品的需求市场也在不断增大，由此可见加快落实重质油品的轻质化工作已经成为现阶段炼油行业最为关键的工作环节。例如石家庄炼油厂就选择了重油催化裂化/延迟焦化双向的石油焦生产工艺路线，并且结合适当的加工数量，将全厂的原油逐一逐一转化为轻质油品，从而不断适应社会需求市场的变化要求。
（二）恰当地选择减压渣油掺合油浆的形式来生产质量较好的石油焦。减压渣油所包含的芳烃较少，所以在石油焦进行焦化期间，热转化所产生的温度比较低，因此难以产生具备各向异性的中间相小球，此外因为油品在锅炉管道当中极其容易发生结焦现象，所以其非常不利于延迟焦化装置的长时间使用。而若选择通过减压渣油掺和油浆的形式来加工石油焦，则能够在一定程度上提高减压渣油芳烃的具体含量，进而有效地改变石油焦中间相的实质结构，从而逐步生产出高质量、高效率的石油焦。
（三）能够同时生产两种不同类型石油焦的工艺路线。有效结合我国石油焦的生产工艺特点、石油焦延迟焦化装置设置现状、炼油厂针状石油焦数量较少问题、针状石油焦生产需要特殊加工条件等情况，当代炼油厂能够科学合理地引入我国石油化工科学研究院所研究与开发的、新型的两路进料系统支撑的石油焦延迟焦化工艺路线。该系统所设置的主进料线路主要是放置减压渣油或者相似的渣油，而副进料线路则主要是放置澄清油或者其余能够生产出针状石油焦的原材料。因为国内炼油厂所拥有的针状石油焦材料较少，并且其会频繁出现变化，而以上的两路进料系统却具备较大的灵活性质，能够有效地通过该系统装置来生产出辅助针状石油焦的原材料，因此炼油厂能够通过该工艺路线来增加本厂针状石油焦的生产总量。与此同时因为该系统主副两条进料线路是共享一个分馏塔的，因此能够在一定程度上降低温度变化对操作稳定性的负面影响，也由此可见合理地将该两线路进料系统渗透至针状石油焦生产过程显得尤其关键、可行。除此以外，基于低压、超低循环比的生产条件前提下，生产企业运用该新型的石油焦延迟焦化装置工艺能够在较大限度上所生产10%的重焦化蜡油，有效地提升液体产物的生产效率，加强延迟焦化装置的加工性能，从而让更新换代的石油焦延迟焦化装置工艺能够在整个炼油过程中得到较大的合理性、适应性、可行性。而且炼油厂工作人员值得注意的一点是，在原油性质、加工工艺、处理条件等出现差异时，石油焦含有的烃类所发生的化学反应会出现不同的表现，因此务必要依据实际石油焦的生产特点与实际需求，科学恰当地改变系统中的一项或者两项，从而较好地通过石油焦延迟焦化装置来生产优质的轻质油。
现阶段我国石油焦供需市场状况主要表现为：硫含量较高的石油焦作为主要燃料，硫含量较少的石油焦则被广泛运用至冶金或者出口，而较为高级的石油焦则会直接被运送出口。为此，工作人员在选择延迟焦化工艺路线时，应当充分结合石油焦的主要用途以及经济问题，适当的对石油焦进行增加附加值的加工工序，从而让其在满足基本生产需求的同时也能全面地提高石油焦的经济效益与社会效益。
参考文献：
[1]王春花，陈梓剑.延迟焦化装置在线清焦操作难点及对策分析[J]. 石油炼制与化工. 2010（09）
[2]张锡泉，梁文彬，周雨泽，王大寿.延迟焦化装置工艺技术特点及其应用[J]. 炼油技术与工程. 2010（05）
[3]刘方涛.延迟焦化技术的现状及展望[J]. 广州化工. 2010（01）
[4]李出和.国内外延迟焦化技术对比[J]. 石油炼制与化工. 2010（01）
[5]曹湘洪.高油价时代渣油加工工艺路线的选择[J]. 石油炼制与化工. 2009（01）
石油化工装置工艺管道设计研究 篇4
1 石油化工装置工艺管道设计现状
在石油化工企业中工艺管道设计属于基础内容, 因此其设计是否合理就显得异常重要。对于工艺管道设计来说, 工艺流程十分重要, 合理的工艺流程设计不仅可以防止工艺管道出现过多冗余情况, 还能有效降低投入成本, 减少安全隐患。但不少石油化工企业经常为了缩减投入成本, 不设计工艺流程, 一切工作都照搬其他企业, 这样就导致工艺管道质量较差, 存在安全隐患, 如很多有害物质在未经处理以后就被排放出去, 这样也就导致生产风险加大, 严重违法国家相关规定。在化工装置布置中, 很多企业可以增加管道数量, 致使管道过于密集, 如果出现事故将给企业带来毁灭性灾难[1]。管道路线设计属于设计重点, 不少小型石油化工企业并不遵守国家规定, 总是存在路线设计不合理情况, 致使安全风险不断涌现。在管道管架设计上也存在过于简化现状, 所应用大管架类型十分有限, 难以保证管道安全性与稳定性。此外, 管道材料选择也存在问题, 不少企业并不重视管道材料, 很少使用优质材料, 致使工艺管道承载能力下降, 安全得不到保证。
2 石油工艺管道设计的要点分析
2.1 确定工艺流程
针对部分石油化工企业不重视工艺流程设计的情况, 要解决这一问题, 首先就要求石油化工企业管理者学习与了解工艺流程设计的重要意义, 并根据企业实际情况确定施工成本与维护费用, 构建合理的流程, 注重先进技术的应用, 强调环保工艺的融入[2]。同时, 在工艺流程设计阶段还要遵守国家相关规定, 运用合理的消防设施, 做好工业三废处理工作, 以便促进石油化工企业发展。
2.2 合理布置化工装置
合理的布置化工装置有利于做好石油化工工艺管道设计工作, 因此, 布置阶段应根据工艺流程完成化工装置布置工作, 确定布置空间, 并严格依照国家法律法规办事, 保证安全距离。
2.3 明确工艺管道设计机构
石油化工装置工艺管道设计所需时较短, 人员较多, 经常需要多名设计人员配合才能完成工作, 为减少设计出错, 就要明确工艺管道设计机构, 要求所有工作人员各司其职, 坚守岗位, 这样就可以防止在设计中出现偏差。确定合理的组织设计方案, 以便提升设计质量。同时, 在工艺管道设计期间还要注重先进生产技术的应用, 如计算机模拟技术等, 能够显著减少设计问题出现, 提高设计精度。此外, 在设计方案拟定以后应要求专业工程师加以评定, 弥补不足完善设计方案。
2.4 选择优质材料
在选择工艺管道材料时, 应参照高低压连接情况, 确定温度变化, 并根据工艺管道液体性质等确定最佳材料。相关工作人员要选择的工艺管道不仅要满足一定压力, 还要符合流体性质, 更要达到一定温度标准, 只有这样才能缩减成本, 选出合理管材。同时, 相关部门也要做好对小型石油化工企业的监督管理工作, 避免其在材料选择上出现偷工减料情况。
3 石油化工装置工艺管道的安全设计与合理设计
3.1 安全设计
安全设计属于首要内容, 因此在工艺管道设计阶段应注重安全性。尤其是阀门、管道等部件的设计应达到相应标准, 并进行抗震、抗裂设计。同时也要将温度是否合理、是否具有腐蚀性都加入设计考虑范畴[3]。为进一步保障工艺管道安全, 还要将安全网、防爆膜安装好, 并安装检查仪表与报警装置等, 在异常天气到来前做好工艺管道防护工作。此外, 在设计阶段还要对关键点进行实地考察, 减少安全隐患, 如输送高危流体工艺管道避免经过建筑物, 如果有工艺管道需要交错, 就要留足距离, 确定是否两管道能否相邻, 一定要避免与易燃料管道相邻。
3.2 合理设计
在工艺管道设计中难免会出现很多不同压力与不同温度管道相连接的情况, 这就要求在设计阶段坚持服从高要求的原则, 也就是说哪条工艺管道使用的材料要求越高就要服从于哪种设计。在塔与容器管道设计中, 除了满足一定工艺要求以外, 还要设计便于操作与检修的工艺, 减少难以维护的弊病。此外在泵设计时应保证泵嘴受力不超出极限, 以此避免安全事故发生。
4 结语
在石油化工企业中装置工艺管道设计十分重要, 如果其发生事故将给石油化工企业带来巨大损失。因此在工艺管道设计中应全面考虑各项要点, 并做好工艺管道设计工作, 尤其要注重安全设计与合理设计, 以便减少安全事故发生, 促进石油化工企业发展, 缩减企业投入成本。
参考文献
[1]马峻.结合实例分析石油化工装置工艺管道设计的合理性[J].中国石油和化工标准与质量, 2013, 05:80.
[2]李器.关于石油化工装置工艺管道设计的探讨[J].中国石油和化工标准与质量, 2013, 09:133.
石油化工装置工艺论文 篇5
一、常减压蒸馏装置概述及工艺流程说明
1、装置概述
装置主要设备有30台, 各类设备参数如下。(１)加热炉2台
常压炉1 台, 138,160,000 kJ/h 减压炉1台，75,360,000 kJ/h(２)蒸馏塔4座
初馏塔（塔-1）： 3000×26033 mm 常压塔（塔-2）：3800×34962 mm 汽提塔（塔-3）：1200×24585 mm 减压塔（塔-4）：6400/3200×38245 mm(３)冷换设备116台（不包括空气预热器）
换热器76台，总换热面积11455 m2，其中用于发生蒸汽有1140 m2，用于加热电脱盐注水175 m2；冷凝冷却器40 台，总冷却面积10180 m2。(４)泵55台
电动离心泵42台，蒸汽往复泵1台，计量泵10台，刮板泵2台。(５)风机1台。(６)容器 33个(７)吹灰器26台
其中伸缩式4台，固定式22台。
2、工艺流程说明（1）原油换热系统
原油从油罐靠静位能压送到原油泵（1#、2#）进口，在原油泵进口注入利于保证电脱盐效果的破乳剂和新鲜水，经泵后再注入热水，然后分三环路与热油品换热到110~120℃，进入电脱盐罐进行脱盐脱水。
原油在电脱盐罐内经20000V高压交流电所产生的电场力作用，微小的水滴聚集成大水滴，依靠密度差沉降下来，从而与原油分离。因原油中的盐分绝大部分溶于水中，故脱水其中也包括脱盐。
原油从电脱盐罐出来后注入NaOH，目的是把原油残留的容易水解的MgCl2、CaCl
2转化为不易水解的NaCl，同时中和原油中的环烷酸、H2S等，降低设备腐蚀速率，延长开工周期。然后经接力泵（01#，02#）后分三路，其中二路继续与热油品换热到220~230℃后进初馏塔，另一路则先后经过炉-
2、炉-1对流室冷进料管加热到210~220℃后进初馏塔。（2）初馏系统
被加热至220~230℃的原油进入初馏塔（塔-1）第6层（汽化段）后，分为汽液两相，汽相进入精馏段（第6层上至塔顶），液相进入提馏段（第6层下至塔底）。
初顶油气从塔顶出来，分四路进入冷1/2-5，冷凝冷却到30~40℃进入容-1。冷凝油经泵（14#、15#）后部分打回初馏塔顶第26层作冷回流，另一部分作重整料或汽油出装置；未冷凝的气体（低压瓦斯）去加热炉燃烧或向气柜放空（亦可以向塔-2顶放空）。冷凝水（pH=8~9）部分用泵（45#、46#）注入挥发线，另一部分排入碱性水下水道。
初顶循环回流油从塔-1第22层集油箱抽出。由泵（55#、56#）送去换-1/A、B，与脱盐前原油换热后返回塔-1第26层。
初侧线从塔-1第18层集油箱抽出，经泵（11#、18#）送入常压塔第25层（与常一中合并入常压塔）。
从塔-1底出来的拨头油由泵（4#、5#）抽出，分两路与高温油品换热，换热至295℃左右，合并，再分四路进入常压炉（炉-1）进行加热，加热到364℃进入常压塔（塔-2）第4层。
（3）常压系统
从炉-1加热出来的油进入塔-2汽化段后，汽相进入精馏段，在精馏段分馏切割出4个产品，液相进入提馏段，在塔底面上方吹入过热水蒸气作汽提用。
常顶油气、水蒸气从塔顶挥发线出来（在挥发线依次注入氨水、缓蚀剂、碱性水），分七路进入冷-2/1-7，冷却到30~40℃，进入容-2作油、水、气分离。容-2分离出来的冷凝水（pH=8~9）部分用泵（45#、46#）注入挥发线，另一部分排入碱性水下水道。不凝气（瓦斯）从容-2顶出来与初顶瓦斯汇合去炉子燃烧或向气柜放空（亦可以向塔-2顶放空）。常顶汽油由泵（16#、17#）抽出，部分打回塔-2顶作冷回流，另一部分经混合柱碱、水洗进入容-27汽油沉降罐，沉降碱渣后出装置。常顶油亦可作重整料出装置。
常压二线自塔-2第27层馏出，经塔-3上段汽提，油汽返回塔-2第29层，馏出油由泵（20#）抽出，经换-
3、冷-5冷却至40~45℃进入煤油沉降罐，作航煤或灯油出装置。
常压三线自塔-2第17层馏出，进入塔-3中段汽提，油汽返回塔-2第19层，馏出油由泵（22#）抽出经预-2、换-5、冷-6冷却到60~80℃后与碱液混合进入柴油电离罐容-
34、35，在罐内15~20kV高压直流电场作用下沉降分离碱渣，再进入柴油沉降罐容-30，沉降后作轻柴油出装置。
常压四线自塔-2第9层馏出，进入塔-3下段汽提，油汽返回塔-2第11层，馏出油由泵（23#）抽出，经换-
7、冷-7冷却作催化料出装置（塔-2过汽化油自塔-2第7层馏出与常四合并进塔-3下段）。
常顶循环回流自塔-2第36层馏出，由泵（17#）抽出经换-2与原油换热后返回塔-2第39层。
常一中回流自塔-2第23层馏出，由泵（12#）抽出经换-4返回塔-2第25层。
常二中回流自塔-2第13层馏出，由泵（19#）抽出经换-6与软化水换热后返回塔-2第15层。
常压塔底重油由泵（5）抽出，分四路进入炉-2加热。
（4）减压系统
从炉-2加热出来的常底油（395℃）进入塔-4第4层，在塔内93~98kPa真空度下进行减压分馏。
塔-4顶油气、水蒸气由挥发线引出（为了防腐注有氨水），分三路进入冷-3-1/A、B、C冷却，冷凝油水流入容-4进行油水分离，未冷凝油汽被一级蒸汽抽空器送入冷-3-2/A、B
冷却，冷凝液进入容-4，未冷凝气被二级蒸汽抽空器送入冷-3-3/A、B、C 冷却，冷凝液进入容-4，最后的不凝气引到炉子燃烧，或向塔-4顶放空排入大气。
减压一线自塔-4全凝段集油箱馏出，由泵（25#）抽送去与炉用空气预热，然后一进入冷-8冷却至45~60℃，部分打回塔-4顶作冷回流，另一部分作重柴油或催化料装置。
减压三线自塔-4第17层集油箱馏出，由泵（26#）抽出，经换-
8、冷-9冷却至60~80℃，作加氢裂化或催化原料，进冷-9前一部分打回塔-4作减二回流。冷-9出口引一支路去作重质封油用。
减压三线自塔-4第11层 馏出，由泵（28#）抽出后，一小部分作减三轻洗油打回塔-4第10层，另外大部分减三油经换-9，一部分作减三回流打回塔-4第16层，另一部分油经冷-10冷却至60~80℃，作加氢裂化或催化原料出装置。冷-10出口引一支路去作重质封油用。
减压四线自塔-4第6层集油箱馏出，由泵（29#）抽出经换-10，一部分作燃料油到炉子燃烧，另一部分经冷-11冷却至70~80℃作燃料油或催化料出装置。
减底渣油由泵（9#）抽出，经换-11换热后进入冷-12，然后作氧化沥青，焦化或丙烷脱沥青原料出装置（注：换-11-2/AB出来引一支路到炉作出燃料油用）。
塔底通入过热水蒸气，目的是降低油气分压，提高拨出率。
二、调节器说明
TC106
T-4顶温,控制减一循流量(主调)
79℃
0~120
FC124
F-2一路进料流量及正常控制值
t/h
0~160
FC114
减一循流量及正常控制值
t/h
0~100
FC125
F-2二路进料流量及正常控制值
t/h
0~160
FC115
减二循流量及正常控制值
t/h
0~160
FC126
F-2三路进料流量及正常控制值
t/h
0~160
FC116
减三循流量及正常控制值
t/h
0~100
FC127
F-2四路进料流量及正常控制值
t/h
0~160
LC112
T-4顶贮罐液面,控制顶产品流量
%
0~100
PC132
F-2炉膛压力,控制挡板开度
-157 Pa
-220~0
PC102
T-4二线产品出口压力,控制采出流量0.83 MPa
0~2
AC105
F-2炉膛含氧量,控制热空气进入量
2.3 %
0~25
PC103
T-4二线产品出口压力,控制采出流量 0.85 MPa
0~2
TC109
F-2热油出口温度, 控制燃料量(主调)393℃
0~600
TC110
F-2炉膛温度,控制燃料进入量(副调)
721℃
0~1200
PC104
T-4三线产品出口压力
1.08 MPa
0~2
FC117
T-4冲洗油流量用正常控制值
t/h
0~20
LC114
T-4冲洗段液面,控制四线产品流量
%
0~100
PC105
T-4四线产品出口压力
1.43 MPa
0~2
LC115
T-4塔釜液面 ,控制塔釜渣油流量
%
0~100
PC106
T-4塔釜渣油出口压力
0.53 MPa
0~2
FC120
F-1一路进料流量
t/h
0~160
FC103
T-1东路进料控制(副调)
159 t/h
0~300
FC121
FC104
FC122
FC105
FC123
LC105
PC131
LC103
AC103
TC101
TC107
FC106
TC108
FC108
TC102
PC101
FC109
LC101
TC103
LC102
TC104
TC105
LC106
LC109
LC108
LC110
LC111
FC110
FC111
FC112
F-1二路进料流量
99.5 t/h
T-1北路进料控制(副调)
176 t/h
F-1三路进料流量控制
99.5 t/h
T-1西路进料控制(副调)
77.3 t/h
F-1四路进料流量控制
98.5 t/h
T-1釜液面控制初馏塔进料(主调)
%
F-1炉膛压力, 控制挡板开度
-157 Pa
T-1顶储罐液面,控制顶产品流量
%
F-1炉膛含氧量, 控制热空气进入量
2.41 %
T-1第25板温度, 控制塔顶回流量(主调)102℃
F-1热原油出口温度,控制燃料量(主调)364℃
T-1回流控制(副调)
20.4 t/h
F-1炉膛温度,控制燃料进入量(副调)
670℃
T-1侧线产品流量控制
10.3 t/h
T-2 顶温, 控制塔顶回流量(主调)
102℃
脱盐罐压力控制
0.13 MPa
T-2回流控制(副调)
24.0 t/h
脱盐罐水面控制
%
T-2第25板温度,控制二线出塔流量
176.7℃
脱盐罐水面控制
%
T-2第15板温度,控制三线出塔流量
297.2℃
T-2四线出塔温度,控制四线出塔流量
353.3℃
T-2顶储罐液面,控制顶产品流量
%
T-3上汽提液面 , 控制二线产品流量
%
T-2釜液面,控制F-2进料流量
%
T-3中汽提液面, 控制三线产品流量
%
T-3下汽提液面, 控制四线产品流量
%
T-2顶循环回流量
t/h
T-2常一中回流量
t/h
0~260 T-2常二中回流量
18.3 t/h
0~50 0-160
0~300
0~160
0~200
0~160
0~100
-220~0
0~100
0~25
0~160
0~600
0~30
0~1000
0~16
0~200
0~0.5
0~50
0~100
0~300
0~100
0~500
0~600
0~100
0~100
0~100
0~100
0~100
0~260
FC113
T-2低吹蒸汽量
2.8 t/h
0~10
FC107
T-1顶循流量
49.8 t/h
0~100
FC118
T-4低吹蒸汽量
3.7 t/h
0~10
FC101
新鲜水注水流量
3.8 t/h
0~10
FC102
注水流量
3.5 t/h
0~10
三、手操器说明
HV1 初馏塔回流罐排水阀 2 HV2 3 HV3 4 HV4 5 HV5 6 HV6 7 HV7 8 HV8 9 HV9
四、开关说明 1 SS1 F-1 2 IG1 F-1 3 173 F-1 4 P-2 5 P2B 6 P55 7 P56 8 P-4 9 P4B 10 P11 11 P18 12 P14 13 P15 14 P17 15 P12 16 P19 17 P-5 18 P5B 19 P16 20 P20 常压塔回流罐排水阀 汽提蒸汽阀 炉-2油路注汽阀 炉-2油路注汽阀 炉-2油路注汽阀 炉-2油路注汽阀 减压阀
减压塔顶罐放水阀 雾化蒸汽兼吹扫 点火 燃油泵 初馏塔进料泵 初馏塔进料备用泵 初馏塔顶循环泵 初馏塔顶循环备用泵 初馏塔釜出料泵
初馏塔釜出料备用泵 初馏塔侧线出料泵 初馏塔侧线出料备用泵 初馏塔回流泵 初馏塔回流备用泵 常压塔顶循回流泵 常压塔一中循环回流泵 常压塔二中循环回流泵 常压塔釜出料泵 常压塔釜出料备用泵 常压塔回流泵 常压塔二线出料泵 21 P21 常压塔二线出料备用泵 22 P22 常压塔三线出料泵 23 P23 常压塔四线出料泵 24 23B 常压塔四线出料备用泵 25 P-1 原油进料泵 26 P42 新鲜水注水泵 27 P41 注水泵
SS2 F-2雾化蒸汽兼吹扫 29 IG2 F-2 30 172 F-2 31 P35 32 P36 33 P25 34 P24 35 P26 36 P27 37 P28 38 P29 39 P30 40 P-9 41 P9B 42 VAC 43 G.Y 44 Y.B 45 ShY 46 JD1 C-7 47 JD2 C-8 48 TC1 49 TC2 50 TC3 51 LOP
五、指示变量说明
T156
T158
T160
T162
F134 点火 燃油泵 减压塔顶回流泵 减压塔顶回流备用泵 减压塔一线出料泵 减压塔一线出料备用泵 减压塔二线出料泵 减压塔二线出料备用泵 减压塔三线出料泵 减压塔四线出料泵 减压塔四线出料备用泵 减压塔釜出料泵 减压塔釜出料备用泵 真空系统投运 公用工程投用 仪表投用 试压合格 加电开关 加电开关 初馏塔顶冷却水 常压塔顶冷却水 减压塔冷却水 原油循环
157℃
T-4一线出塔温度
269℃
T-4二线出塔温度
337℃
T-4三线出塔温度
373℃
T-4四线出塔温度
0.2 t/h
T-3汽提蒸汽量
T157
59℃
T-4顶循回流温度
T159
97℃
T-4二循回流温度
T161
196℃
T-4三循回流温度
F167
14.8 t/h
T-4一线产品流量
F168
63.3 t/h
T-4二线产品流量
F169
52.9 t/h
T-4三线产品流量
F170
6.6 t/h
T-4四线产品流量
T134
117℃
T-2 第39层汽相温度
T148
T124
T129
T131
T126
T137
T138
F162
T136
T139
F142
F143
F144
F163
T177
T178
T179
T180
T214
T173
T174
T175
T176
T201
T133
F173
T224
F172
T121 43
T122
169℃
225℃
98℃
130℃
227℃
304℃
360℃
10.3 t/h
187℃
357℃
t/h
t/h
14.8 t/h
7.0 t/h
397℃
401℃
397℃
397℃
208℃
368 ℃
364℃
363℃
365℃
193℃
294℃
2.3 t/h
267℃
1.3 t/h
35℃
121℃
T-2常二出塔温度 T-1进料温度 T-1塔顶温度 T-1侧线出塔温度 T-1汽提段温度 T-2常三出塔温度 T-2汽化段温度
T-1侧线采出流量(也是T-2中部进料流量)T-2第25层汽相温度 T-2塔釜温度 T-3二线产品流量 T-3三线产品流量
T-3四线产品流量
T-2顶产品流量 F-2一路油出口温度
F-2二路油出口温度
F-2三路油出口温度
F-2四路油出口温度
F-2烟气出口温度
F-1一路油出口温度
F-1二路油出口温度
F-1三路油出口温度
F-1四路油出口温度
F-1烟气出口温度
F-1原油入口温度
F-1燃料油流量
F-1& F-2 热风入口温度
F-1燃料油流量 原油温度
原油预热后入脱盐馆C-7温度
P121
0.8MPa
原油泵(P-1)出口压力
A101
1.0%
原油含水量
T171
211℃
经 F-1对流段原油出口温度
T124
223℃
T-1北路油预热后温度
T123
245℃
T-1东路油预热后温度
F161
391 t/h
T-1进油流量
P123
0.029MPa
T-2塔顶压力
P135
1MPa
F-1雾化蒸汽压力
P122
T130
T141
T142
F135
F136
T127
T128
T132
T147
T143
T144
T145
T146
T152
T153
T154
T155
T166
T167
T168
T169
F171
P125
L104
L107
L113
六、报警限说明
AC103 > 3.0 %
0.054MPa
45℃
110℃
42℃T/hr
0.51 t/h
110℃
43℃
220℃
42℃
212℃
161℃
310℃
206℃
375℃
39℃
53℃
51℃
64℃
77℃
71℃
123℃
168 t/h
0.007 MPa
<60%
<60 %
<60%
(H)
T-1塔顶压力
T-1顶产品入罐温度
T-2顶循出塔温度
T-2顶循入塔温度
F-1雾化蒸汽流量
F-2雾化蒸汽流量
T-1顶循出塔温度
T-1顶循入塔温度
T-1塔釜温度
T-2顶产品入罐温度
T-2常一中出塔温度
T-2常一中入塔温度
T-2常二中出塔温度
T-2常二中入塔温度
T-4塔釜温度
T-4顶一级热交换后温度
T-4顶二级热交换后温度
T-4顶三级热交换后温度
T-4二线入贮罐温度
T-4 三线入贮罐温度
T-4四线 入贮罐温度
T-4釜渣油出厂温度
T-4 釜渣油流量
T-4塔顶真空度 C-1水位
C-2水位
C-4水位
AC103 < 0.8 %(L)
PC131 >-50 Pa
(H)
F173 < 0.2 t/h
(L)
TC107 > 500 ℃
(H)
LC103 > 80 %
(H)
LC103 < 10 %
(L)
LC105 > 80 %
(H)
LC105 < 45 %
(L)
LC106 >80 %
(H)11
LC106 < 45 %
(L)
LC108 > 80 %
(H)
LC108 < 30 %
(L)
LC109 > 55 %
(H)
LC109 < 30 %
(L)
LC110 > 80 %
(H)17
LC110 < 30 %
(L)
LC111 > 80 %
(H)
LC111 > 30 %
(L)
LC112 > 80 %
(H)
LC112 < 30 %
(L)
LC115 > 55 %
(H)
LC115 < 10 %
(L)
AC105 > 3
%
(H)25
AC105 < 0.8 %
(L)
P125 > 0.02 MPa
(H)27
PC132 >-50 Pa
(H)
TC109 > 500 ℃
(H)29
TC101 > 105 ℃
(H)
TC101 < 98 ℃
(L)31
TC102 > 105 ℃
(H)
TC102 < 98 ℃
(L)33
TC106 > 85 ℃
(H)
TC106 < 75 ℃
(L)35
FC106 < 10 t/h
(L)
FC109 < 10 t/h
(L)
图14-1 电脱盐流程图画面
图14-2 初馏塔及常压炉流程图画面
图14-3 常压塔及汽提塔流程图画面
图14-4 减压炉流程图画面
图14-5 减压塔流程图画面
图14-6 控制组画面之一
图14-7 控制组画面之二
图14-8 泵开关组画面
七、冷态开车操作方法
1．开车准备
全部调节器处于手动，全流程的泵处于停状态。
① 打开“G.Y”开关，表示公用工程具备。
② 打开“Y.B”开关，表示仪表投用。
③ 打开“ShY”开关，表示全系统试压完成。
２．进油及原油循环
① 打开原油泵P-1。打开水泵P-41。打开新鲜水泵 P-42。打开JD1开关，使电脱盐罐C-7
加电压20000V。打开JD2开关，使电脱盐罐C-8加电压20000V。
② 手动调节FC101水流量约3.5 t/h投自动,使A101水含量 < 1.0%。手动调节FC102水流量约3.5 t/h 投自动。手动调节PC101压力控制，给定值0.13 MPa投自动。当C-7, C-8水位高于30%, 调节LC101、LC102，给定值50% 投自动。③ 打开初馏塔进料泵P-2。
④ 手动调节FC104、FC103、FC105，对初馏塔进料。当塔釜液位LC105高于30%左右时，打开初馏塔塔釜出料泵 P-4。当LC105接近50%时，手动开FC120、FC121、FC122、FC123输出分别为30%左右，同时将LC105与FC103、FC104、FC105投自动与串级。LC105给定值50%。
⑤ 手动调节 FC120、FC121、FC122、FC123，使常压塔塔釜液位LC108上升，达30%
左右打开常压塔塔釜出料泵P-5。
⑥ 当LC108接近50%时，手动开FC124、FC125、FC126, FC127，输出分别为30%左右，同时将LC108与FC124、FC125、FC126、FC127投自动与串级。LC108给定值为50%。
⑦ 打开减压塔塔釜出料泵P-9，检查减压塔塔釜的两个出料阀, 即 LC115的输出关闭，PC106的输出开约50%。当LC115达到50%时投自动。
⑧ 至此原油全线贯通。打开LOP开关，表示完成原油冷循环操作。
⑨ 通过调节系统的自动控制，使进、出物料平衡，即观察流量F161与F171是否保持
基本相等且各塔釜液位保持稳定。
⑩ 原油冷循环流量调节在正常生产的50%左右（200t/h）。
提示：在自动控制时，改变循环流量的具有自由度的调整环节是FC120、FC121、FC122 和
FC123。
⑾ 原油进料量在后续开车过程中逐步加大，最终达到400~420t/h。
３．一号炉开车
详细开车步骤见加热炉单元。此处按简化开车处理。
① 手动调节PC131的输出为50%。
② 手动调节AC103的输出为50%。
③ 打开燃油雾化蒸汽开关阀SS1（兼蒸汽吹扫）。
④ 打开燃油泵173。
⑤ 打开点火开关IG1（表示一系列点火操作），点燃时有火焰出现。
⑥ 手动渐渐开启TC108的输出达30%时保持。观察一号炉出口温度TC108、T173、T174、T175、T176和炉内温度TC108开始上升，通过调节燃料阀调节器 TC108，可
控制炉温和管内介质出口温度。
⑦ 将烟气氧含量AC103调节为2.4%, 投自动。
⑧ 炉内负压PC131将逐步升高，当达到-157 Pa 左右，投自动。
4．二号炉开车
详细开车步骤见加热炉单元。此处按简化开车处理。
① 手动调节PC132的输出为50%。
② 手动调节AC105的输出为50%。
③ 打开燃油雾化蒸汽开关阀SS2（兼蒸汽吹扫）。
④ 打开燃油泵172。
⑤ 打开点火开关IG2（表示一系列点火操作），点燃时有火焰出现。
⑥ 手动渐渐开启TC110的输出达30%时保持。观察一号炉出口温度TC109、T177、T178、T179、T180和炉内温度TC110开始上升，通过调节燃料阀调节器 TC110 可
控制炉温和管内介质出口温度。
⑦ 将烟气氧含量AC105调节为2.4%, 投自动。
⑧ 炉内负压PC132将逐步升高，当达到-157 Pa 左右，投自动。
５．常压塔开车操作
常压塔开车的同时应随时关注初馏塔和减压塔的状态，有问题及时处理。
① 手动调节燃料调节器 TC108，调节炉-1燃料量, 使原油出口温度TC107以每分钟7~8 ℃上升（实际为0.5℃/min），达150℃时恒温10分钟（实际为3小时），进行热循环 脱水（时间长短也可自定）。
② 以每分钟7~8℃手动调节燃料调节器TC108，提高炉-1温度, 当原油出口温度TC107达
170℃后恒温, 继续进行热循环脱水(时间长短自定)。
③ 手动调节燃料调节器 TC108继续提高炉-1温度, 当原油出口温度TC107达250℃后
恒温, 进行设备热紧10分钟。时间也可长短自定（实际为3小时)。
④ 手动调节燃料调节器 TC108继续提高炉-1温度, 最终使TC107达到3642℃。当塔
顶温度上升时开塔顶冷却水开关TC2。⑤ 当回流罐液位达30%左右打开泵 P16。
⑥ 手动调节回流量调节器 FC109，塔顶开始回流。
⑦ 当常顶C-2罐液位达50 % 时, 将 LC106投自动, 产品进入精制塔进行精制。⑧ 当炉-1 原油出口(常压塔进料)温度达到300℃, 手动调节底吹蒸汽调节器 FC113，流量达到2.8 t/h时投自动。
⑨ 手动开调节器（常二抽出）TC103，当输出达50%且稳定后投自动。
⑩ 观察LC109上升至30%时开泵P20。LC109达到50%投自动。常二线采出柴油进
入柴油精制塔进行精制。
⑾ 手动开调节器（常三抽出）TC104，当输出达50%且稳定后投自动。⑿ 观察LC110上升至30%时开泵P22。LC110达到50%投自动。⒀ 手动开调节器（常四抽出）TC103，当输出达50%且稳定后投自动。⒁ 观察LC111上升至30%时开泵P23。LC111达到50%投自动。⒂ 开中间循环泵P17、P12和P19。
⒃ 调节中间循环回流量, 应根据流程的负荷逐步开大流量，防止抽空现象发生。最终
使FC110达139 t/h，投自动；FC111达151 t/h，投自动；FC112达18 t/h，投自动。⒄ 开汽提蒸汽阀HV3，使F134达到0.2 t/h。
⒅ 如果回流罐下部排水液面高于50%，开放水阀HV2。
⒆ 将调节器TC107和TC108投自动及串级, 控制炉-1油出口温度（即常压塔进料
温度）稳定在364℃。
⒇ 调整回流量FC109，使塔顶温度TC102控制在102℃，将TC101和FC109投自动
及串级。
６． 减压塔开车操作
减压塔开车的同时应随时关注初馏塔和常压塔的状态，有问题及时处理。
① 当塔底液位正常以后，调节炉-2 燃料调节器 TC110, 提高炉-2温度TC109。② 炉-2出口油温度达360℃, 常四采出正常, 打开VAC, 表示减压塔顶真空系统投用。③ 调节塔顶喷射蒸汽手操阀HV8，使真空度 P125达到0.007MPa。
④ 调节炉-2油路注汽阀HV4，使F137达到0.3 t/h； 调节炉-2油路注汽阀HV5，使F138 达到0.3 t/h；调节炉-2油路注汽阀HV6，使F139 达到0.3 t/h；调节炉-2油路
注汽阀HV7，使 F140 达到0.3 t/h。
⑤ 观察塔顶温度上升，当顶温达到60℃时, 开所有侧线冷却器的冷却水开关TC3。
⑥ 打开塔顶循环采出泵P25。
⑦ 手动调节FC114，塔顶开始回流, 控制顶温TC106（正常值为79℃）。⑧ 手动调节塔底吹蒸汽阀，当 FC118 达到 3.7 t/h 时投自动。⑨ 自上而下依次开减
二、减
三、减四抽出泵 P26、P28、P29。
⑩ 自上而下依次开减
一、减
二、减
三、减四循环阀，应根据流程的负荷逐步开大流量，防止抽空现象发生。最终调节FC114 达到48 t/h, 投自动；FC115 达到73 t/h, 投自动；
手动调节 FC116 达到67 t/h投自动；手动调节 FC117 达到12 t/h, 投自动。⑾ 全塔温度基本正常后, 手动开侧线采出调节器 PC102，当压力稳定在0.83 MPa 时
投自动；手动开侧线采出调节器 PC103，当压力稳定在0.85 MPa 时投自动；手动
开侧线采出调节器 PC104，当压力稳定在1.08 MPa 时投自动。
⑿ 手动开侧线采出调节器 PC105的输出约50%，观察LC114达到50%时投自动。再
手动调整PC105，当压力稳定在1.43 MPa 时投自动。⒀ 检查LC115是否自动控制在50%。
⒁ 手动调节顶罐液位LC112，达到50%左右投自动。
⒂ 检查顶罐下部水液位L113, 手操放水阀使L113保持在60%以下。⒃ 转入正常运行, 控制炉-2出口温度使减压塔釜温度稳定在375℃。
７．初馏塔开车操作
初馏塔的能量来自系统的换热网络，随着常压炉、减压炉、常压塔和减压塔的开工，初馏塔也在不断升温。因此，F-
1、F-2点火升温后，先初步将本塔开车（参见如下步骤），当常压塔、减压塔开车达标后再细调本塔直到达标。
① 当顶温达到85℃时, 开塔顶冷却水开关TC1，回流罐见液位。② 开回流泵P14。
③ 手动调节回流量调节器 FC106, 塔顶开始回流。控制顶温TC101为102℃。④ 打开中间循环泵P55。
⑤ 手动调节循环量 FC107，应根据流程的负荷逐步开大流量，防止抽空现象发生。最
终达到49.8 t/h, 投自动。⑥ 检查LC103达到50%时投自动。
⑦ 全塔温度基本正常后, 开侧线采出泵P11。
⑧ 手动调节侧线流量调节器 FC108，达到10.3 t/h, 投自动。
⑨ 根据顶罐下部水液位L104调节放水阀HV1，保持L104 不超过60%。
八、正常操作
开车以后转入正常运行。本装置年处理量3000kt，原油入口流量400~420 t/h左右。进 16 油量在开车过程中需逐步提升，以便达到维持各塔正常运行的能量。操作人员参照正常工况数据表，通过修正调节器给定值及手操阀门开度，使全系统达到正常工况设计值范围以内。操作质量的最高成绩为98分（详见评分标准）。
控制稳定操作完成后，根据教师安排可改变某些操作条件，观察各控制点的影响，或进行调节器参数整定试验，或进行事故排除训练等项目。
九、停车操作
在熟悉全流程工艺、自动控制系统、相关设备、工艺条件及开车操作后，可进行停车操作。操作细节参考开车说明，以下仅给出停车主要步骤。
① 首先要进行降量（减少进料量，关小燃料量，保持进料温度不变）。② 降低采出量。③ 降温（关燃料）。
④ 炉-１出口温度＜310℃时, 关常减塔、汽提塔吹汽，自上而下关侧线。⑤ 炉-2出口温度＜350℃时, 关注汽。⑥ 停各塔中间循环。⑦ 减压塔撤真空。
⑧ 初馏塔、常压塔顶温＜80℃, 停止塔顶冷回流。⑨ 退油。⑩ 停泵。⑾ 其他。
十、事故设定及排除
1．常压塔顶冷却水停（F2）
事故现象：常压塔顶回流罐液位下降，当LC106低于45% 时报警。LC106继续下降为零时，回流断，顶温上升。
事故原因：冷却水停。
排除方法：在画面G3中将TC2开关再置开状态。送冷却水，LC106液位恢复。
2．炉-2灭火（F3）
事故现象：炉-2无火焰，烟气含氧量上升，超过3% 时报警。炉子出口温度TC109缓慢下
降。其后，炉膛压力逐渐上升，超过-50 Pa 时报警。事故原因：灭火。
排除方法：在画面G4中将IG2开关再置开状态。炉-2见火焰，炉出口温度上升。
3．减压塔真空停（F4）
事故现象：当减压塔顶压力P125高于0.02 MPa 时报警。塔顶抽出量F167逐渐减少为零，顶温上升。随着压力继续上升，全塔分离作用下降，减
一、减
二、减三抽出量减
少，顶温下降，当TC106低于75℃时报警。塔底液位上升，导致流量F171增大。事故原因：减压塔真空系统停。
排除方法：在画面G5中将真空系统VAC开关再置开状态。真空恢复。
4．减压塔釜出料泵坏（F5）
事故现象：减压塔釜液位上升，当LC115高于55% 时报警。流量F171下降为零。事故原因：减压塔釜出料泵机械故障。
排除方法：在画面C3中将备用泵P9B置开状态。
5．常压塔二线出料泵坏（F6）
事故现象：常压汽提塔液位LC109上升，当高于55% 时报警。流量F142下降为零。事故原因：常压塔二线出料泵电路故障，在画面G3中无法再启动P20。排除方法：在画面C3中开备用泵P21。
十一、开车评分信息
本软件设有三种开车评分信息画面。1.简要评分牌
能随时按键盘的F1键调出。本评分牌显示当前的开车步骤成绩、开车安全成绩、正常工况质量（设计值）和开车总平均成绩。为了有充分的时间了解成绩评定结果，仿真程序处于冻结状态。按键盘的任意键返回。2.开车评分记录
能随时按键盘的Alt+F键调出。本画面记录了开车步骤的分项得分、工况评分的细节、总报警次数及报警扣分信息。显示本画面时，软件处于冻结状态。在第二幅画面显示时按键盘的回车键返回。两幅画面之间用键“”和“”切换。详见图14-9及图14-10。3．趋势画面
本软件的趋势画面记录了重要变量的历史曲线，可以与评分记录画面配合对开车全过程进行评价。
图14-9 评分记录画面之一
图14-10 评分记录画面之二
十二、开车评分标准
（一）开车步骤评分要点：
1、开车前检查F-
1、F-2 处于停状态, 系统无原油进入，无物料采出。开GY、YB和ShY开关
分
2、电脱盐进原油，进水
分
3、电脱盐加电
分
4、初馏塔进油
分
5、初馏塔釜出油
分
6、常压塔釜出油，总进油量F161大于50 t/h 分
7、减压塔釜出油，且进行原油循环
分
8、炉F-1点火升温
分
9、炉F-2点火升温
分
10、完成初馏塔初步开车分
11、完成常压塔开车分
12、完成汽提塔开车分
13、炉F-2注汽
分
14、开减压塔真空系统
分
15、完成减压塔开车，且终止原油循环
分
总分：98分
（二）正常工况质量评分标准
0.6 < A101 < 1.01
(2分)385 < TC109 < 400
< LC102 < 70
(1分)
-170 < PC132 <-145
< LC101 < 70
(1分)
2.2 < AC105 < 2.7
< TC101 < 103
(2分)
0.25 < F137 < 0.35
< LC103 < 60
(2分)
0.25 < F138 < 0.35
< FC107 < 52
(2分)
0.25 < F139 < 0.35
400 < F161 < 425
(2分)
0.25 < F140 < 0.35
< LC105 < 60
(2分)
< L113 < 80
2.2 < AC103 < 2.8
(2分)
< LC115 < 55
-170 < PC131 <-140
(2分)
0.006 < P125 < 0.008
360 < TC107 < 368
(2分)
< TC106 < 80
< FC110 < 143
(1分)
< F167 < 16 < FC108 < 11
(2分)
< FC115 < 75
210 < T132
(2分)
< FC116 < 70
< FC111 < 153
(1分)
< FC117 <13 < FC112 < 19
(1分)
< LC114 < 55
2.7 < FC113 < 2.9
(2分)
< F171 <180
< LC108 < 60
(2分)
0.48 < PC106 < 0.6
(2分)(2分)(2分)(1分)(1分)(1分)(1分)(1分)(2分)(2分)
(2分)(2分)(2分)(2分)(2分)(2分)(2分)(2分)
350 < T139 < 365
(2分)
1.4 < PC105 < 1.48
(2分)
0.18 < F134 <0.22
(2分)
0.9 < PC104 < 1.1
(2分)
< LC111 < 55
(1分)
0.7 < PC103 < 0.9
(2分)< F144 < 16
(2分)
0.75 < PC102 < 0.9
(2分)
< LC110 < 55
(1分)
< F168 < 65
(2分)
< F143 < 52
(2分)
< F169 < 54
(2分)
< LC109 < 55
(1分)
< F170 < 7.5
(2分)< F142 < 33
(2分)
3.6 < FC118 < 3.8
(2分)
< TC102 < 103
< LC106 < 60
< L107 < 80
(2分)
56(2分)
(1分)
0.12 < PC101 < 0.14
总分: 98 分
化工装置大修改造安全管理探析 篇6
关键词：化工装置；大修改造；安全；管理
1 概述
为了保证石油化工装置安全、平稳、高效的运行，装置运行一定周期后要进行全面停工大修改造。大修改造周期的长短主要跟装置生产工艺的差异、主要设备运转状况、压力容器管道定期检验要求以及装置实际运行状况、上下游原料、产品平衡等条件有很大的关系。实施大修改造是化工装置安全、高负荷、平稳运行的重要保证，实施高效规范的安全管理是大修改造顺利进行的保障。
2 化工装置大修改造的特点和事故易发原因
2.1 化工装置大修改造特点
杜绝安全事故发生是衡量装置大修是否成功的重要指标。大修期间，现场直接作业环节施工条件复杂，有动焊用火作业，有进塔入罐检查，有起吊等特殊作业。同时施工现场交叉作业非常多，在狭小的范围内可能有不同施工队伍同时作业。作业队伍素质参差不齐等，部分施工队伍管理水平差，安全意识淡薄，稍有不慎就会酿成安全事故，因此装置大修安全管理是检修工作的重中之重。
2.2 大修改造期间事故易发的原因
大修改造过程中往往工伤事故易发，不仅影响大修进度，而且无形之中增加了生产成本。事故易发的主要原因：
一是安全监管的缺位造成现场混乱，容易导致安全事故发生；
二是由于作业人员本身的不安全行为酿成的安全事故；
三是在停工过程中物料置换不彻底或者在检修中工器具的不安全状态极易导致事故发生；
四是由于复杂多变的施工环境带来的安全事故。
3 装置大修改造安全管理
3.1 建立健全安全监管组织 在大修准备阶段，成立大修指挥部，以便对装置检修实行集中领导、统一指挥、统筹规划。指挥部设立安全监管组，负责对检修人员安全教育、安全考试；作业许可监督检查，检修现场安全执法；项目方案审核；消防设施监察与配备；危险废物管理等。装置分片区设置安全管理人员，并做到“责任到人”。对装置实行全方位安全管理，消灭装置安全管理盲区。车间安全工程师以及片区负责人对检修过程的关键项目和步骤进行危害和环境因素识别。
3.2 提升车间员工安全技能水平 ①坚持每天组织车间领导、职能人员和值班长学习公司安全管理规定和相关作业检查细则；②安排工艺知识丰富和责任心强的员工担任施工项目主管人和监护人，同时由车间安全工程师对其进行专门的安全培训；③利用班组安全学习和网络平台对车间其他员工开展公司各类作业安全管理规定的学习。
3.3 对承包商实施灵活多样的安全教育 承包商施工作业人员文化水平普遍较低，采用传统安全培训效果不甚理想。针对上述情况，对承包商的安全教育方式进行调整：
①利用车间新建成的承包商HSE教育室，运用多媒体手段开展安全教育后，承包商作业人员学习热情明显提高，安全意识明显增强。②对承包商员工进行针对性的分类教育。将安全教育内容进行分块：一部分为通用部分，包括安全相关规章制度，车间的危险部位和危害因素，作业许可证办理的程序及注意事项等；另一部分就是针对不同直接作业环节的教育材料，按不同施工队伍和施工内容进行针对性教育。
3.4 严格执行大修方案和安全交底制度 ①严格执行大修方案。从检修安全方案着手。在制订检修方案之前，对检修装置进行全面系统的危害辨识和风险评价，然后根据辨识和评价结果制定详细的安全措施。特别是装置停车倒空方案。为保证管线吹扫不留死角，必须逐条研究工艺管线的吹扫过程。车间将停工倒空方案提前发给每个操作人员，同时将扫线分工明细分到各个班组，让操作人员尽早熟悉，工艺、安全工程师利用班组安全学习时间组织员工学习。加强对装置停车后的盲板管理。装置全部停工后，为了实现安全动火防止油品跑窜，需要把进出装置的工艺管线在装置边界处加装盲板，与外装置彻底隔断，同时对需要进入受限空间作业的容器、塔等设备全部都要加装盲板。对每条工艺管线安装盲板的位置、盲板的方向，均有盲板表和绘制好的盲板位置图，具体包括位置、直径、压力等级、确认人签字，并要做到一一对应。②做好检修前现场安全技术交底。方案编制人应向参加检修的技术管理人员进行详细的检修方案技术交底，明确检修内容、步骤、方法、质量标准，以及存在的危险因素及应采取的安全措施；组织检修人员到现场熟悉检修环境，核实安全措施的可靠性。在作业安全确认上，引入“五位一体”概念。设備员对施工队伍在作业前交底确认；安全员对现场安全防范措施落实确认；技术员对监护人进行作业目的和环境交底确认；项目负责人、作业票证签发人对作业票证把关确认；车间值班领导对当日所有作业项目进行检查确认。
3.5 合理安排现场作业 大修作业内容繁杂，多种特种作业全方位、立体深度交叉，同时还要安排老装置消漏消缺作业，只有合理、有效安排现场作业安全才能有保障。①各承包商与车间设备组需在每日下午三点前，申报第二日作业项目，由每日值班领导牵头组织安全、工艺和设备人员对所有作业内容进行筛选。②严格执行特种作业方案审查制度，高风险作业，要求施工单位必须提前申报经过改造项目部审批过的施工方案，车间组织相关人员进行方案审查。
3.6 多层次安全督察 以公司成立专业HSE督察队为契机，充分利用公司、厂部和车间三级督察交叉网络覆盖改造作业监管。
①公司HSE督察队是公司最权威的安全执法部门，他们的有力执法是对承包商的有效约束手段；②厂部各职能科室的检查是对公司督察的有效补充；③车间编制 “自查队安排表”，每天由值班领导带队，组织包括安全、工艺或设备、当班值班长在内的人员对现场各项作业进行有效监管，核实作业安全措施的落实，监护人员的到位情况等。④车间安全总监和安全工程师每日必须对现场各项作业进行不定时的检查，从专业的角度对现场作业进行有力的监督。
4 结语
石油化工装置工艺及管道设计 篇7
1石油化工装置工艺及管道设计的影响因素
1.1工作人员。施工与设计人员是管道设计和施工的直接操作者, 其技术水平, 自身综合素质对工程质量产生直接影响。为确保工程质量, 必须注重提高管道设计和施工人员素质, 严格遵循工艺流程施工, 保证石油化工装置工艺及管道工程质量提高。
1.2管道工艺。主要内容包括设备、原材料、方法, 施工过程质量控制等内容。为确保管道质量提高, 必须根据具体工作需要, 选用合理的工艺, 并严格遵循工艺流程和设计规范进行设计和施工。
1.3设计和施工条件。主要包括环境因素, 例如, 温度、湿度、风速、现场作业环境等。在设计和施工过程中, 只有确保适宜的温度、湿度、现场作业环境, 并控制好风速, 才能避免周围环境给设计和施工带来不利影响, 从而确保石油化工装置工艺及管道质量提高。
2石油化工装置工艺及管道设计的有效对策
2.1确保原材料质量。建立健全的材料质量管理体系, 确保设计和施工中所使用的各种材料质量合格, 其材料类型、型号、规格都满足施工工艺要求和设计工作需要。对施工现场的材料, 也要进行相应的材料检测, 现场材料应该校核规格、名称、数量, 确保质量合格。同时材料存放应该有序, 做好材料发放工作, 避免错用。装焊条的桶内只能装同一型号的材料, 避免出现混用现象。对焊丝表面油污、锈迹应该及时清理, 确保焊丝干净, 氩弧焊使用的氩气纯度不能低于99.9%。另外对施工过程中所使用的材料也要进行质量控制, 对管材、焊件应根据输送介质开孔、除锈、开坡口、酸洗、脱脂剂钝化处理等, 对仪表、阀门、配件等使用应该经过检验、清洗、脱脂、试验等工序。 并做好工序之间的防护和交接工作, 确保石油化工装置工艺及管道施工质量。
2.2完善石油化工装置工艺流程。根据实际需要, 尽量设计一条技术合理、操作简单、维护费用低、使用安全的工艺流程, 满足装置和管道设计与施工需要。同时遵守技术规范标准, 合理应用消防设施, 做好废弃物处理工作, 促进设计水平提高, 有利于保证工程质量。
2.3合理布置石油化工装置。严格审核施工方案, 遵循工艺流程, 合理布设装置和管道, 科学安排管道设施的位置, 留给设备以足够空间。保证足够安全距离, 使其有效运营和发挥作用。
2.4加强石油化工装置组织设计。密切设计和施工人员配合, 做好相互协调工作, 优化方案设计, 重视计算机技术、三维技术应用, 提高设计精度, 有效指导工程施工。
2.5注重石油化工装置安全管理工作。阀门、管道、构件质量必须合格, 根据要求安装可靠的安全阀、防爆膜等。并设置检查仪表和报警装置, 提前对雷电、冰雹等做好安全防护措施。
2.6重视石油化工装置工艺及管道测试及检验工作。
(1) 外观检验。外观检测内容比较多, 是必不可少的一项重要工作。具体内容是要检测管道表面及焊接处有没有裂纹、 划痕等缺陷, 对出现的缺陷应该采取措施修补。同时还要对管道组件及支撑件检验。外观检测需参考相关规范标准, 保证管道外观满足规范要求。
(2) 无损检测。主要内容包括石油化工装置工艺及管道表面和内部无损检测, 以检测装置和管道表面和内部质量。需要注意的是, 外观检测要在耐压试验和无损检测之前进行。在检测焊缝表面质量的时候, 根据标准量规、样板、硬度计来实施, 表面焊缝不能有气孔、裂纹、弧坑、夹渣等缺陷, 对存在的这些缺陷及时修复, 确保设计和施工质量。同时, 无损检测需参照相关规范标准, 应该符合要求, 进而确保管道设计和施工工程质量提高。
(3) 硬度测试。对装置和管道安装进行处理时, 不能忽视硬度测试工作。先测量热影响区的硬度值, 并以相关规范为依据, 确保这些硬度值满足规范要求。例如, 测量碳钢硬度时, 要保证其硬度不能超过母材120%, 符合规范要求, 实现对管道设计和安装质量有效控制。
3结语
综上所述, 在石油化工装置工艺及管道设计的各项工作中, 为促进其作用有效发挥, 提高工作水平, 应该结合具体需要, 有针对性的采取控制和完善措施。另外还要注重经验总结, 提高工作人员素质, 从而更好应对实际工作需要, 提高石油化工装置工艺及管道设计水平, 使其更好发挥作用。
摘要：石油化工装置工艺及管道设计工作中, 为促进工作水平提高, 应该综合采取有效对策, 加强每个环节质量控制。文章探讨分析了石油化工装置工艺及管道设计的影响因素, 并提出相应的质量控制对策, 希望能为实际工作有效开展提供启示。
关键词：石油化工,装置工艺,管道设计
参考文献
[1]张志威.石油化工装置工艺管道设计的合理性探讨[J].当代化工, 2014 (4) , 611-515.
石油化工装置工艺管道设计探究 篇8
在石油化工的日常生产中,经常会遇到高压、高温等情况,因此工艺管道作为石油化工中的重要配置,一定要选择能够满足化工生产要求的工艺管道材料。相关材料性能如耐高温、耐高压等性质,能有效保证化工生产活动的顺利进行。使用不同材质的材料连接管道时,要根据具体情况分级分界。根据材质和压力等级的差别,选择相应垫片、法兰和螺栓螺母的等级。材质相同,而压力级别不同的均使用高压力等级的法兰和垫片;压力一致而材质差异的使用低材质的垫片和法兰,而螺栓螺母则要高材质;压力等级和材质均不一致的,则要使用材质及压力均高的螺栓螺母,而法兰和垫片则使用低材质和高压力的型号。
2 管道布置
(1)管廊上管道的布置设计管廊的作用是将装置内部的不同设施有效连接到一起,要注重对其的设计和建设。质量大的大型输液管道要安置在管道支架上方或离其较近的位置,轻质的小型管道则可以安装在支架的中间位置。根据工艺流程的设置要求,工艺管线都是设置在管廊两侧,而公用工程管道则安置在管廊中间位置。要优化双层管廊的设计,根据管道用途的不同而设置。冷热管道要区分设置,不能将低温冷冻管道设置在热管道或温度较高的管道范围内,以免影响管道的正常工作。将输送管道的控制系统安排在同一空间内,这样能方便工作人员的工作和管理,提升工作效率。
(2)泵的管道布置设计详细掌握与P&ID中泵管道流程的相关知识,不影响工艺设计的情况下,进一步优化泵运行及维护检查方案。选择合适的泵管方案,降低因热膨胀作用对泵嘴造成的应力及力矩的增肌。进一步降低泵出入口管道的距离,但要注意满足管道的柔性要求。为了便于对泵进行检查和维护,要在离心泵侧面留下维修位置,在复泵的预留位置便于拆卸和检修活塞和拉杆,而立式泵的维修位置则在泵体上部。如果泵吸存有变径,借助顶平大小头,降低避免泵嘴集气的腐蚀影响,同时要设置3DN直管段在吸入口前,以降低其对泵中叶轮的损伤。为了降低泵嘴的应力及力矩大小,要根据实际情况在泵口处构建承重架和导向架。
(3)冷换装置管线设计因冷换设备对工艺有特殊要求,所以在进行其相关的管线设计时要根据要求进行,充分考虑下述几方面:作业环境、设备的维修养护、热应力检查和设备的实用性。在冷换装置中冷水进口设置在下方,上方为出口,这样就可以避免设备出现故障后,冷凝水被迅速排空。为了便于检修设备,相邻构建间要预留距离,通常是在冷换设备的管线、阀门法兰及封头盖法兰位置,其距离约为310mm。为了满足热应力要求,要充分考虑管箱端部的设置。还要重视管道和管架设计,设计的好坏决定了管道使用性的高低,要尽可能的优化设计方案,避免问题的出现:①尽可能的缩短支架与管道间的相对位移,参照图1,设计出合理的安装方案,缩短两者间的相对位移;②管架设置,由于弹簧架的实用性不强,要尽可能减少其的使用率;③管线敷设,根据工程的实际情况及工程要求,为线路配置合适数量及类型的承重架,或安装相应的其它设施。
(4)塔及立式容器设备的管道布置设计①分馏塔和回流罐间管线设计,当使用热旁路控制分馏塔塔顶的压力时,需配置相应的保温设备,并缩短管道长度,将调节阀设置在回流罐上部。②分馏塔和汽提塔间的管线设计,分馏塔要安装调节阀组,且位置要与汽提塔相近,保证调节室调节阀液柱的高度;③严格依据实际的工艺要求完成汽液两相流管道布置设计及敷设,为管道配置调节阀,将其位置设置在传输容器附近,以免管道压力过高。
3 管架设计
①管线沿塔铺设。严格依据工程的工艺要求与实际情况进行设计与施工。注意施工过程中支架的承受上限,必要时可增添承重支架,同时弯头处避免采用刚性支架。②避免使用弹簧支架。弹簧支架的安装复杂、成本高,而且其使用周期较短。若使用时间过久,就会丧失使用性能,导致支架失效。③对同一管道,吊架的数量是有限的。吊架可以帮助稳固管道,提高管道的稳定性。但是如果在同一管道上使用较多的吊架,管道会随着吊架发生偏移,进而影响管道系统的稳定性。
4 结语
石油化工工程中,工艺管道设计的技术性和工作量都非常大,不仅要求设计人员具备牢固的知识及技能水平,更需要一个健全科学的设计理念。设计人员要充分考虑石油化工工程所需的生产、工艺条件等,然后根据自身的工艺知识和经验,制定出最科学、合理、实用的工艺管道设计。若在设计中出现意外,要及时做出解决方案,在符合标准的同时,提升工艺设计的质量和效率。
参考文献
[1]田卉.石油化工装置工艺管道设计探讨[J].化学工程与装备,2008,(3):78-82.
浅谈石油化工装置工艺管道设计 篇9
1 工艺管道设计现状
工艺管道设计是在石油化工装置工艺设计的基础上进行的, 所以单纯的考虑工艺管道的设计是片面的, 在进行石油化工装置的工艺管道设计的同时, 我们也需要就石油化工装置内部的工艺流程和其装置的布置进行全盘的思考, 不能将工艺管道的设计与工艺流程和装置的设计割裂开来。
1.1 工艺流程设计
工艺管道的存在, 本身就是为了连接工艺流程, 使其工艺流程能够顺畅的走下去, 一个合理的工艺流程对工艺管道设计的影响非常大。合理的工艺流程设计可以避免冗杂的工艺管道, 既能节约成本也可以降低安全隐患。但是很多石油化工企业, 尤其是一些基层企业, 为减少投资成本, 在建设初期没有进行专业的工艺流程设计只是把其它企业所运用的一些工艺流程进行照搬照抄, 使得工艺管道的设计质量偏低。照搬照抄其它企业的工艺流程, 自然也就照搬了其它企业的工艺管道设计, 但是这带来了很多问题, 例如:部分工艺管道照搬其它企业带来很大的安全隐患, 将有毒有害物质未经处理排放到了外部, 这不仅使得生产风险大大增加, 也违背了相关的法律法规。也有部分企业在进行工艺流程设计的时候没有按照相应的消防安全规定进行, 工艺流程的设计未按照相关规定, 工艺管道的设计自然也会受到较大影响, 这就导致在发生紧急情况时无法采取有效的措施去应对, 而带来重大的损失。还有企业在未加评估检查的情况下就引入了外国的工艺流程和生产技术, 使得工艺管道设计复杂, 但是在实际的运行中并没有带来太大的效果。
1.2 化工装置布置
石油化工中工艺管道的作用就是连接各个化工装置, 这就可以直接看出相应的化工装置的布置设计会对工艺管道设计带来多大的影响。化工装置的布置设计会直接影响石油化工工艺管道的设计和后期的维护工作。石油化工的工艺管道数目很大, 并且排列紧密, 一旦发生事故往往就是灾难性的, 一般而言真正的大型石油化工企业会进行工艺流程设计和化工装置布置设计, 以保证安全和工艺管道的利用度。但是一些小型的石油化工企业没有进行这两种设计, 导致化工装置布置杂乱无序, 工艺管道冗杂, 一旦发生安全事故无法进行合理的减灾。
1.3 工艺管道路线设计
工艺管道路线设计是整个设计中的关键, 需要我们极其重视, 然而一些小型石油化工企业进行工艺管道路线设计时没有执行国家相关规范标准, 路线设置的不合适, 带来极大的安全风险。工艺管道设计任务量大, 工期短, 经常会因为来不及完整的审理设计方案而产生设计问题。工艺管道设计的合理性也直接关乎整个石油化工生产企业的安全, 国家对其有相应的严格要求, 但是在实际的设计中, 这一安全要求并没有百分百被执行。
1.4 工艺管道管架设计
石油化工装置中工艺管道为了实现其稳定性, 一般采用管架进行支撑。但是在实际的工程中我们不难发现:现有的管架设计过于简化。石油化工装置工艺管道数量大、种类多, 但是设计人员为了简化设计安装, 现有的管架类型非常少。因为管架类型的单一, 很多工艺管道的长期安全性和长期稳定性没有办法得到应有的保证。例如:当前使用较多的弹簧钢架中弹簧的质量无法得到长期有效的保证, 容易发生质量问题;部分管架的设计过程中考虑不周, 忽略了工艺管道和管架相对运动的情况, 使得工艺管道和管架的连接不够紧密, 带来安全隐患。
1.5 工艺管道材料控制
石油化工装置工艺管道因其工作条件非常恶劣, 可能会有高低压连接、工艺管道内部流体性质变化、温度变化等影响, 因此石油化工装置工艺管道对材料的要求也不尽相同。大型的石油化工企业会让专业技术人员根据不同的工艺管道的工作条件选择合理的材料使用, 使得工艺管道既可以满足压力、温度、流体性质的要求又可以合理利用材料节约成本。但是有部分小型企业, 对于工艺管道的材料构成不够重视, 又为了节约成本大幅度的减少优质材料使用, 使得其部分工艺管道承载力不足, 带来极大的安全隐患。
2 针对工艺管道设计现状的几点应对措施
石油化工装置工艺管道布置密集, 储运物质多为易燃易爆、有毒有害物质, 一旦发生事故就会带来极大的损失, 这就要求我们必须做好其设计工作, 保证它的设计安全[2]。在进行工艺管道的设计时, 不仅要解决工艺管道所面临的恶劣工作条件, 还要针对工艺管道设计的缺陷和问题提出相应的解决方法, 防止出现大的因工艺管道设计缺陷引发的安全责任事故。接下来我们将要针对当前石油化工装置工艺管道设计现状提出几条相应的解决办法。
2.1 设计完善的工艺流程
好的工艺流程设计不仅可以方便工艺管道设计, 也有利于生产出优质的石油化工产品。石油化工企业必须要按照自身的实际条件, 参照相应的化工企业, 并且要综合考量各个工艺流程的建设成本、维护费用、安全性等因素。尽量选择一条流程优化、技术领先、安全环保的工艺流程, 为工艺流程加上生产安全和生产质量的双保险。另外, 在进行工艺流程设计的时候一定要遵守相关的法律法规和行业规范, 一定要注意进行相应的消防设施的设置, 对于化工生产产生的三废一定要有合理的处理措施。完善的工艺流程, 可以使得工艺管道设计更加容易进行, 也可以使得石油化工企业更好的生产。
2.2 做好化工装置的布置
各个化工装置用工艺管道连接, 因此化工装置的布置设计将会直接影响石油化工工艺管道的设计。所以在进行化工装置的布置时一定要遵守制定完成的工艺流程来合理安排化工装置的布置, 合理安排化工装置的布置空间。在布置高危化工装置时一定要遵守国家制定的标准规范, 保留应有的安全距离[3]。
2.3 做好工艺管道设计的组织
工艺管道的设计国家基本已经健全了相应的规范标准, 设计时参照相应的规范标准设计就可以达到要求。但是在实际的设计过程中, 石油化工装置工艺管道的设计工作周期短任务大, 在设计过程中需要设计人员的通力配合, 做好组织协调工作, 防止因为设计时间短而忙中出错, 导致一些不合理的设计。做好设计人员的协调工作可以让他们有序的做好各自的设计工作, 尽量规避设计偏差风险[4]。科学合理的组织设计方案的制定可以行之有效的加快设计进度, 提高整体的设计质量。另外在进行石油化工装置工艺管道设计时可以采用计算机模拟技术, 运用三维设计技术对工艺管道进行立体模拟, 防止设计出现问题, 可以使设计完成后的精确度大大提高。最后设计方案制定后一定要通过工程师评定, 以便于查漏补缺, 使方案更加完美。石油化工工艺管道设计和工艺流程设计、化工装置布置设计均有较大的关联性, 这就需要相应的设计部门进行有效的信息交流, 及时完美的做好整个设计。
2.4 做好管架设计
当前的石油化工装置工艺管道使用较多的管架是弹簧管架, 然而弹簧管架其自身有很大的质量缺陷, 弹簧管架中的弹簧使用寿命有限, 极易带来安全隐患, 因此虽然短期内弹簧管架的稳定性确实较为优秀, 但是我们还是要逐步减少对弹簧管架的使用, 对已经使用的弹簧管架一定要多加监管。针对工艺管道和管架相对运动, 使得工艺管道和管架的连接不够紧密的情况, 一定要注意安装相应的锁定装置, 减少工艺管道与管架的相对运动。同时可以考虑将工艺管道沿塔铺设, 这样不仅可以加强工艺管道的稳定性, 还能减少承重管架的使用, 并且能极大的缩短工艺管道的长度。
2.5 优化材料的选用
要根据高低压连接、温度变化、工艺管道内部流体性质变化等不同的恶劣工作条件, 让专业人员有针对性的选择合理的材料使用, 使得工艺管道既可以满足压力、流体性质、温度的要求又可以合理利用材料节约成本。需要根据工艺管道的工作条件选择合适管材, 同时也要加强对小型石油化工企业的监管, 防止它们在工艺管道选材上偷工减料, 以次充好。
3 石油化工装置工艺管道安全设计
工艺管道设计因其重要性, 安全永远是放在第一位的, 它的设计必须要安全且便于操作。进行相应设计时, 选用的阀门、管道、管件等构件必须符合要求。对工艺管道的设计应该充分考虑到抗震、抗裂等破坏。一定要对工艺管道高温、失稳、腐蚀性的工作条件有直观认识并将这些要素考虑进设计中去[5]。工艺管道上必须按照相关要求安装安全可靠的安全阀、防爆膜等安全防护措施, 同时也要有相应的检查仪表、报警装置。针对自然灾害如:雷电、冰雹等破坏一定要提前有防护措施。工艺管道的几个关键点, 例如:取样、废弃物排放等关键点一定要设计相应安全措施。输送高危险介质的工艺管道不可以经过无关建筑, 同时多个工艺管道交错处一定要按照相关规定留足距离, 热料管不可与易燃料管道相邻, 助燃料管道与可燃料管道间距需大于2500mm。工艺管道的连接除特殊情况外, 一律采用焊接, 输送有毒物质的工艺管道不可用活接口, 不同工艺管道的连接点一定要采用高压管道的要求配置阀门。
4 石油化工装置工艺管道合理性设计
石油化工装置工艺管道设计的合理性, 会对工艺管道的安装和后期维护产生很大的作用, 并且有利于石油化工的高效产能, 接下来将介绍工艺管道的合理性设计[6]。
4.1 工艺管道材料等级连接点合理性设计
在石油化工工艺管道的设计中经常会有不同压力、不同温度的工艺管道的连接点。这类连接点的设计要采用苛刻条件原则, 即哪边的工艺管道对管道材料的要求高就采用哪侧的标准设计。
4.2 塔与容器的工艺管道设计
进行塔与容器的工艺管道设计时, 不仅仅要满足它们的工艺要求, 还要考虑到建成后的操作和检修方便。例如分馏塔和汽提塔之间的调节阀一般安装在汽提塔入口位置。
4.3 泵与工艺管道的合理性设计
泵是一种回旋机械, 当泵嘴受到管道的推力作用时会与转轴发生相对偏移, 因此在进行设计时一定要将泵嘴的受力限定在允许的范围内, 防止出现安全隐患。
5 结语
石油化工装置工艺管道设计关乎重大, 会直接影响到石油化工企业的安全和生产效率, 且一旦产生安全事故, 后果十分严重。因此在进行石油化工装置的工艺设计的时候一定要考虑全面, 统筹规划多方面因素, 合理的进行工艺管道的设计工作。当然工艺管道的设计人员在进行石油化工装置工艺管道设计的时候一定要有极好的职业素养和职业道德, 一定要明白只有设计安全才能保证项目安全, 只有这样我国的石油化工装置工艺管道设计才能越做越好。
摘要：作为工业的血液, 石油是一种非常重要的可利用资源, 近年我国经济保持着较快的发展, 离不开石油业的支持, 我国经济的发展很大程度上还是依靠石油能源的支撑。当然一切都是双向的, 石油化工相关领域也随着国家经济的发展变得逐步壮大。伴随着相关产业的发展壮大, 石油化工装置规模和数量也不断变大, 这也就对石油化工装置的工艺管道设计提出来新的要求。工艺管道设计的合理与否, 将会决定着石油化工装置能否正常的运用于生产, 也影响着石油化工的安全。本文将着重就石油化工装置工艺管道设计的安全性和合理性两个方面进行分析, 谈下自己对石油化工装置工艺管道设计的几点看法。
关键词：石油化工,工艺管道,设计
参考文献
[1]李器.关于石油化工装置工艺管道设计的探讨[J].中国石油和化工标准与质量, 2013.
[2]穆柯, 张博.石油化工装置工艺管道设计探讨[J].中国石油和化工标准与质量, 2013.
[3]马峻.结合实例分析石油化工装置工艺管道设计的合理性[J].中国石油和化工标准与质量, 2013.
[4]尹伊君.有关石油化工装置的管道设计与工艺探讨[J].中国石油和化工标准与质量, 2012
[5]王怀义.石油化工管道安装设计[M].北京:中国石化出版社.
石油化工装置工艺论文 篇10
关键词：石油化工,管道,工艺设计
1 管道材料和分级
因高压系统和低压系统的压力和温度存在着较大的差异,所以在连接两个系统时,应该依照低压关闭时管路等级划分的界限进行分界点的划分,通常情况下,设计中的P&I D会将界限进行明确的划分。在特殊情况中,要根据当时的实际情况进行适当的改变,划分出正确的分界点和分界线。
1.1 压力等级不同,材质不同
垫片和法兰可选用低材质,阀门和螺栓必须选择高材质的使用。
1.2 材质相同,压力等级不同
垫片、法兰、阀门以及螺栓必须选择压力等级高的使用。
1.3 压力等级和材质都不相同
垫片和法兰使用材质为a的高压等级,阀门以及螺栓采用材质为b的高压等级。
2 塔的管线设计
2.1 分馏塔与汽提塔之间的管线布置
在设计塔和容器的管线时,应该结合工艺原理和介质相态的特殊要求进行合理的布置与设计。在合理布置过程中,要将分馏塔、汽提塔以及回流罐之间的管线的布置进行重点的注意。在一般情况下,汽提塔和分馏塔之间会设置一个调节阀组,且调节阀组的位置靠近于汽提塔,保证调节阀前有一段液柱,其高度应满足工艺提出的要求。
2.2 热旁路设置
当通过热旁路对分馏塔的塔顶压力进行控制时,热旁路应保温、尽量短,防止袋形的出现避免积液,并且在回馏罐的上部进行调节阀的设置。冷却器应不高于回流罐。
3 泵的管线设计
3.1 泵入口偏心异径管的使用
合理设计泵吸入管道主要为保障泵工作的顺利运行。当泵入口管系统的管径发生变化时,泵入口变径管的安装应使气体不在变径处集聚,避免因安装不当而产生汽蚀。泵的水平入口管变径应选用偏心异径管,在安装偏心异径管时,通常采用顶平安装法,并且应在低点加排液阀。
3.2 泵入口直管段的设置
当液体进入泵嘴时,如有偏流、旋涡流时会破坏液体在叶轮内的流动平衡,改变泵的扬程,同时也会出现气阻,从而使泵性能变差,寿命缩短。在管道设计中通过在泵入口前增加直管段来减小对泵的影响。对于不同形式的泵对于吸入口前直管要求也有些不同。对于侧向吸入的泵来说,吸入口前直管段长度大于三倍管径的直管段。对于双吸离心泵,为了避免双向吸入引起水平离心泵的汽蚀,双吸入口要对称布置。当吸入口管道与泵轴平行时,泵吸入口前应设置七倍管径的直管段;当吸入口管线与泵轴垂直时,弯头、大小头及阀门可以视作直管段。
3.3 管道柔性
泵属于回转机械,当管嘴受到管道的推力作用时,转轴的定位就会发生偏移的现象,所以在设计管道时,应该将泵嘴的受力作用进行严格的控制,保证泵嘴的作用力在允许的范围之内。在管道设计中可通过如下方法以减少管道作用在泵管嘴的应力和力矩:
(1)对管道走向进行合理的布置以增加管道柔性;
(2)除承重的支吊架之外合理设置导向支架和止推。
管道最短、压力损失最小的为理想形态,但是在热介质的管道中,热应力分析有问题。增加弯头和改变管线走向,增加了管线柔性,同时管道压损和投资增加。为了保证重要泵及高温泵的正常运行、管道布置的合理性及降低成本,根据管道走向和操作条件进行应力分析优化管道走向、设置合适支架十分必要。
4 冷换设备的管线设计
对于其他工艺设备而言,冷换设备管线的布置工艺相对的简单。换热器的管道设计应符合PID的要求,同时考虑管线的柔性和经济性。大直径和合金钢不锈钢管线优先考虑管线尽量最短,弯头最少。冷换设备检修和操作空间、管道热应力这两个方面应该加强注意。
4.1 设备检修和操作空间
管壳式换热不论是否成排集中布置,还是单独布置,其管道布置的要点是不妨碍管箱端抽出管束的空间,同时也不妨碍管箱和壳程头盖法兰侧面的拆卸空间。换热器的管道布置应方便操作和维修,并且不妨碍操作和检修通道的通行。带有阀门和调节阀组的管道应靠近换热器的操作通道,且调节阀组宜与设备平行布置。换热器周围管道上的温度计,阀门等管件应布置在靠近通道,便于操作和观察的位置,并且距换热器的设备法兰、筒体有足够的距离。
4.2 管道热应力
通常情况下,换热器的固定点设置在管箱端,与封头端管嘴连接的管道都应该对换热器因热涨而产生的位移进行全面的考虑。冷换设备的管线不应使管嘴承受过大的管系重量和热涨力。存在高温管道时,管线形状应有足够的热补偿能力,通过设置固定支架和合适的导向支架,不得将反作用力集中在管嘴上。
5 总结
石油化工装置工艺管道设计是一项非常复杂的工程设计,不仅仅要求设计人员掌握常识性规范性的技术知识,还要对设计人员的设计理念提出较高的要求。设计人员在工艺管道的设计中,应该将生产要求、工艺意图等进行仔细具体的分析,将工艺管道设计的理论知识与自己的实践经验相结合,保证石油化工装置工艺管理设计的科学性和合理性。在设计的过程中,若出现了意外情况,应该具体问题具体分析,在理论的支持下进行适当的改变,将自己的设计水平以及设计技术进行提高与完善
参考文献
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[4]陈让曲.石油化工装置的安全设计[J].炼油技术与工程,2003,33(2):57-62[4]陈让曲.石油化工装置的安全设计[J].炼油技术与工程,2003,33(2):57-62
石油化工装置工艺论文 篇11
关键词：石油化工装置,工艺,管道,设计,压力
1 工艺路线选择和设计
工艺路线设计合理与否是化工石油企业生产高质量石油的关键。企业决策人及设计人员需结合石油项目的具体情况, 实地考察类似化工企业石油生产的运作情况, 针对各个企业所采取的工艺路线就其优缺点和安全性进行综合评估, 并结合本企业的预期建设投资成本和运行成本, 最终以生产的安全性为依托点, 选择工艺先进、流程简单、原料易得及能同时避免使用和产生危险性物质的工艺线路, 为本企业高效生产石油提供安全保证和质量保证。此外, 要做好相应的应急响应工作。对于明确做出指示的甲类危险性装置区要严格按照国家标准安装防火防爆设施及相应的应急响应系统。对于生产过程中产生的三废, 即废气、废液、废渣也要按照相关要求以设备进行处理, 待达到国家环保部设定的标准值后方可进行排放处理。
2 装置布置
装置布置是根据选址和已有工艺路线进行全厂范围内各生产装置的布置和装置内部设备和建筑物等的布置。装置布置设计时应满足全厂总体规划的要求, 并能适应所在地区的自然条件, 做到经济合理, 用户满意, 外观整齐、美观。另外在装置布置设计中必须遵守国家标准规范“防火规范”和“防爆规范”, 因为在石油化工企业的工厂和装置内发生火灾和爆炸的几率最高。防火规范主要指《石油化工企业设计防火规范》GB50160和《建筑设计防火规范》50016。在装置布置设计中应尽可能限制和缩小危险区的范围是防止产生爆炸的措施之一。
3 管道设计
石油化工金属管道根据其输送的介质和设计条件可按《GB50517-2010石油化工金属管道工程施工质量验收规范》进行管道分级, 分为13类。压力管道级别按《TSGD0001-2009压力管道安全技术监察规程-工业管道》进行分类。
石油化工管道操作条件复杂, 在正常情况下, 管道除了要在一定的温度, 压力下工作外, 还要受风载荷、地震载荷等一些环境因素以及其他一些附加因素的影响。石油化工管道及其组成件的设计压力不应低于操作过程中, 有内压 (或外压) 与温度一起构成的最苛刻条件下的压力, 设计温度不应低于操作过程中, 有压力和温度构成的最苛刻条件下。
石油化工管道布置应符合工艺要求, 统筹规划以做到安全、经济以便于施工、操作和维修。另外, 布置管道时尽量利用管道的自然形状吸收热胀自行补, 当管道柔性不足是时, 最常用的方法是改变走向或在某个方向增加管道的长度;管道应尽量“步步高”或“步步低”不出现或少出现气袋和液袋, 尽量避免“盲肠”;除了必要的法兰或螺纹连接外, 应尽可能采用焊接连接, 减少泄漏。
4 管道支架设计
一般认为, 一次应力的大小是衡量管系能否安全运行的标准之一。一次应力如果过大, 管系可能会被破坏。一次应力是由管道的内压和外载产生的, 当装置的规模确定后, 管径的大小也相应的确定, 管道应力和支架承受载荷可以通过设置支吊架加以调整。因此, 支吊架的设置对管系一次应力的大小有着直接的关系。二次应力是由于管系变形受阻而引起, 工程设计上应正确选择支吊架, 使管系适应变形的需要, 或选择支架去限制关系某个方向的位移, 以减少设备管嘴的受力。管系振动会引起管道和管架的疲劳损坏, 因此配管设计时应予以考虑。
在选用管道支吊架时, 应按照支承点所承受的载荷大小和方向、管道的位移情况、工作温度、是否保温或保冷、管道的材质等条件选用合适的支吊架。管道支架包括支架、管托、管卡、管吊等四大类, 工程设计上应根据实际情况选择合适的支吊架, 使其在实际生产中能起到安全运行的作用。
5 管道系统压力试验
管道系统压力试验, 应在管道系统安装完毕、热处理和无损检测合格后进行。压力试验分为液体压力试验和气体压力试验, 液压试验介质为工业用水, 当生产工艺有要求时, 可用其他液体。不锈钢管道水压试验时, 水中的氯离子含量不得超过50mg/L。液压试验压力为设计压力的1.5倍;当承受外压的管道, 液体试验压力为设计压力的1.5倍, 且应不小于0.2MPa;当管道系统设计温度高于试验温度时, 还应考虑材料在试验温度和设计温度下的许用应力。
6 结语
当今时代, 石油仍是非常重要的能源之一, 因此石油化工工程设计研究非常必要, 设计者设计时应按相应的国家标准和行业标准进行设计, 当国家标准和行业标准有冲突时, 应按高标准实行。
参考文献
[1]马峻.结合实例分析石油化工装置工艺管道设计的合理性[J].中国石油和化工标准与质量, 2013, 05 (05) :80-81.
[2]张德江, 王怀义, 刘绍叶主编.《石油化工装置工艺管道安装设计手册》第一篇设计与计算.中国石化出版社.