常压装置

常压装置（精选5篇）

常压装置 篇1

按照PONA的理论进行分析,常压设备的石脑油产品主要是由以下烷烃、环烷烃、烯烃、芳烃这些物质构成,它们的含碳数通常情况下都保持在碳三至碳十二范围内。对于Q/SHR011-2001乙烯设备的专用石脑油物品的具体标准规范中对烷烃(P)、正构烷烃(n-P)的总数量进行有效控制,烯烃(O)的数量控制在1.0%的以下。其中芳香烃(A)以及环烷烃(N)的总量也要根据具体标准规范来控[1]。从这一点我们可以看到,对于常压设备石脑油物质族构成进行明确规定具有积极的意义,因为它与乙烯产品在质量上达标与否具有很大的关联性。现阶段,绝大部分PONA的检测结果都要进行专门的后期处理才能得到最终的确定,所以最终得到的数据都具有不可更改性,在设备仪器使用的过程中,根据PONA柱分离性质来进行调整,会导致各种问题的发生,而且一些组别也没有办法参与到具体的测算过程中,会对其所产生的结果造成很大的影响。就现在的具体情况来看,根据安捷伦6890设备及Ailgent色谱工作中心的相关理论进行总结性分析,能够更好地完成以上工作。

1 实验部分

1.1 设备材料

①氢气源:纯度值要大于99.9%,压力值要大于0.4MPa。②氮气源:纯度值要大于99.9%,压力值要大于0.4MPa。③空气源:干燥程度必须要达到具体的标准要求,压力值要控制在0.4MPa以下。④仪器:6890N气相色谱仪配有氢火焰检测器。⑤色谱柱:采用标准的毛细管熔融石英柱。⑥工作中心:采用专门的汽油组成成分检测设备,能够获得PONA的最后数据。

1.2 色谱操作条件

(1)温度进样器温度:250℃;检测器温度:300℃;柱初始温度:35℃;初时时间:15min;柱升温速率:2℃/min;柱终止温度:18℃;终温时间:10min。

(2)载气压力及流量氢气压力:0.5MPa;氢气流量:30ml/min;氮气压力:0.5MPa;氮气流量:0.3 ml/min;尾吹气:30ml/min;分流比:1:400;空气压力:0.6MPa;空气流量:400ml/min。

1.3 试剂

①正碳标样。为了对正碳的参考数据的时间进行有效保留,要用碳五至碳十二一瓶。②石脑油标样。需要标准的石脑油一瓶,制作一个分组比较详细的色谱图作为具体的参考标准。

1.4 PONA色谱分析软件

定性定量的具体理论及PONA的分析标准进行的,在众多的软件中就有一定的标准型,其中主要涉及到归一法、修正法等等。本次研究主要使用的是修正归一的手段,对于该种使用手段最终所得的数据,都要进行专门地处理。组分识别措施所使用的具体措施,要同具体的标准公式SH/T0714-2002来进行分析,具体内容如下:

Ix=100×(N+(Tx-Tn)/(Tn+1-Tn));

Ix为专门性组分保留标准;N为正构烷烃的碳原子量;Tx为规定性的保留日期,单位min;Tn为n碳原子含量的正构烷烃的保留时间,单位是min,是具体的参考值;Tn+1为n+1个碳原子含量的正构烷烃的保留时间,单位m in,是本次的参考峰值。

1.5 分析步骤

①设备启动后,确保设备的正常运行,各个数值都要达到最终确定的标准,可以根据具体的标准要求进行划分,将0.1作为进样量的提升标准。②组建专门的实验措施,制定专门的定量组分报告,采用有效的分析方法进行定量分析。③对已经获得的试样进行详细分析研究。

2 结果与讨论

①根据样品组成的变化可不断完善组分表和分组表。从这次实验所得的PONA分析报表中,我们可以看到用不同的样品油来构建的组表类型。在应用的过程中,可以完成有效的评论,参考峰完全可以根据实际需求来进行调整,为各种不同的样品分析提供依据。②典型乙烯专用石脑油分析谱图见图1。③重复性考察。每一个试样都要进行至少七次的重复性检测,期值的标准差应该控制在2%的范围内,只有这样才能确保所得数据的精确性。

3 结语

通过这种分析手段,可以完成常压装置石脑油、混合碳五等试样的组成结构的分析,分析过程操作简单,分析结果准确重复性好。较好的满足了乙烯装置生产指标的要求。

摘要：常压装置石脑油产品质量主要由乙烯装置专用石脑油族组成决定,本文根据PONA分析方法原理,用Ailgent色谱工作站原理和中国石油化工科学院开发的一套数据软件,可准确方便地分析常压装置石脑油产品族组成,操作简单,结果准确。

关键词：PONA,毛细管柱,保留指数,定性定量

参考文献

[1]中国石油化工股份有限公司企业标准.乙烯装置专用石脑油[S].2001,7.

常压装置 篇2

0.8Mt/a常压装臵和0.5Mt/a催化裂化装臵是****公司的振兴工程、腾飞工程，关系到分公司每一位职工的切身利益。只有新装臵开起来了，企业才能生存下去，并且逐步发展壮大。0.8Mt/a常压装臵由洛阳设计院设计，中国化学工程第十三建设公司承建，0.5Mt/a催化裂化装臵也由洛阳设计院设计，中石化第五建设公司承建。于2003年2月9日破土动工，2004年5月25日常压进行了吹扫试压、烘炉、水联运、油联运等一系列工作后，于6月18日实现投料试车一次成功，6月21日生产出合格产品。2004年6月4催化进行了吹扫试压、烘两器、水联运、油联运、锅炉打靶、烘炉、煮炉等一系列工作后，于7月6日实现投料试车一次成功，7月7日喷油生产出合格产品。联合装臵开工后生产运行正常，催化装臵于7月20日开主风机主机，投用烟机。二、一联合装臵概况：常压蒸馏、催化裂化、开工锅炉和气柜组成联合装臵，称为一联合。0.8Mt/a常压蒸馏装臵主要由一脱三注部分、原油换热部分、初馏及常压蒸馏部分和产品精制部分(碱洗部分)组成。0.5Mt/a催化裂化装臵主要包括反应-再生、分馏、吸收稳定（含气压机）、主风机-烟机系统、余热锅炉、产汽系统、产品精制部分。催化装置设计原料为陕北常压渣油和塔河减压蜡油的混合原料，主要产品有干气、液化气、汽油、轻柴油、油浆等。常压蒸馏设计原料为陕北安塞原油，主要产品有化工轻油、柴油、常压重油。装臵设计年开工8400小时。

常压装臵主要设备共有131台: 1．塔类:(1)初馏塔，塔径为Φ1800，共设22层高效塔盘。

(2)常压塔及常压汽提塔

常压塔，直径为Φ2400，塔内共设50层高效塔盘。

常压汽提塔直径为Φ800分为三段，内设填料。2．加热炉

常压炉的操作负荷为8510kw，设计负荷10645kw。初底油分2路入加热炉。

3．容器类

常压蒸馏装臵共需容器23台。原油采用两级电脱盐，电脱盐罐为Φ2800×9930，采用国内先进的鼠笼式电脱盐技术或交直流电脱盐技术。

4．冷换设备

换热流程采用简单、灵活的换热流程。在合适部位选用有强化作用的冷换设备，减少换热面积，减少投资。常压蒸馏装臵冷换热设备总计24台；空冷器总计4片。5．机泵

油泵多选用ZA、ZE油泵。电机采用YBXn型高效率电机，以减少电耗。常压蒸馏装臵共有泵4l台，电机4l台 催化装臵主要设备共有336台：

1、反应－再生部分 1.1提升管反应器

采用折叠式提升管，分为三段，下段为预提升段，钢径为0.85m、内衬150mm隔热耐磨衬里。中段为进料及第一反应区，钢径为1.0 m、内衬100mm隔热耐磨衬里；进料设两排各4组SKH-4型高效雾化喷嘴，进料采用回炼油、回炼油浆、原料油混合进料。上段为第二反应区，钢径为2.2m，内衬100mm隔热耐磨衬里；反应二区入口处设急冷油和急冷水各2组喷嘴；反应二区出口至粗旋部分，钢径为1.0 m、内衬100mm隔热耐磨衬里；提升管出口设1组粗旋。1.2沉降器及汽提段

沉降器臵于再生器之上，钢径为4.4m，内衬100mm无龟甲网衬里，采用2组单级PV型旋风分离器。

汽提段钢径2m，设8层改进型环形挡板，整个汽提段插入再生器中，外衬100mm隔热耐磨衬里。

在沉降器粗旋料腿出口下部设待生催化剂抽出斗，反应二区需补充的待生催化剂由此斗抽出。

1.3再生器

采用大小筒结构，稀、密相钢径分别为7.2m、5.8m（内径6.9m、5.5m），采用150mm厚的无龟甲网单层隔热耐磨衬里，主要内构件包括4组两级PV型旋风分离器、主风分布管、待生塞阀套筒及特殊设计的待生催化剂分配器、内取热器等。1.4取热器

本设计设一台气控外循环式翅片管外取热器，直径1.6m，内衬100mm隔热耐磨衬里，汽水循环系统采用自然循环方式，正常取热量为5885kW。内取热设3根翅片管式取热管，产饱和蒸汽；另设4根过热盘管；内取热器总取热量为6978 kW。1.5三级旋风分离器

采用一台卧管式三级旋风分离器。

2、塔类 2.1分馏塔：

分馏塔直径Φ3400mm，采用30层双溢流ADV高效微分浮阀塔盘。2.2轻柴油汽提塔

直径Φ1200mm，采用6层单溢流ADV高效微分浮阀塔盘。2.3吸收塔： 直径Φ1800mm，采用30层双溢流ADV高效微分浮阀塔盘。2.4解吸塔：

直径Φ2200mm，采用30层双溢流ADV高效微分浮阀塔盘。2.5再吸收塔：

直径Φ1000mm，采用22层单溢流ADV高效微分浮阀塔盘。2.6稳定塔：

直径Φ2200mm，采用40层双溢流ADV高效微分浮阀塔盘。3.1主风机组

主风机组采用主风机－烟机－电动机三机组配臵。主风机为离心式风机。烟机采用单级悬臂式，电动机为鼠笼式异步电动机。主风机设计流量1165m3n/min（干基），设计出口压力0.4MPa（绝）。主风机型号：

5E1400-4.079 / 0.979 功率：5365 kW

烟气轮机型号：YL-5000C 功率：4900 kW 电动机型号： YFKS900-4 功率：5500 kW 3.2备用主风机组

备用主风机组采用主风机－电动机两机组配臵。主风机为离心式风机。主风机设计流量816m3n/min（干基），设计出口压力0.32MPa（绝）。

备用主风机型号： D1000-3.263 / 0.979 功率：3030 kW 电动机型号： YKS710-4 功率：3400 kW 3.3增压机组

增压机采用增压机＋电动机二机组配臵。（一开一备），增压机为离心式。设计流量160m3n/min，设计出口压力0.48MPa（绝）。

增压机型号： B75-4.895 / 3.977 功率：158 kW 电动机型号： YB450-2W 功率：280 kW 3.4富气压缩机组

富气压缩机采用气压机－中压背压蒸汽轮机两机组配臵。气压机流量236m3n/min，入口压力0.19MPa（绝），出口压力1.6MPa（绝）；中压背压蒸汽轮机用汽量27t/h。气压机型号： 2MCL456-42 功率：1626 kW 蒸汽轮机型号： N1.8-35/11 功率：1789 Kw

4、冷换设备

对于一般的冷换设备选用BES、BJS系列为主；对于除盐水与分馏塔顶循环油换热的换热器选用BIU系列；对压降及油气冷却要求较严的部位，如分馏塔顶，采用低压降、高效率的波纹管折流杆冷凝器。共49台。

5、油泵

本装臵所选油泵以能满足大流量要求、高效率的ZA、ZE型离心泵为主，电机均选用YB系列电机。共102台。

6、余热锅炉

设臵一台余热锅炉，由过热段、蒸发段及省煤段组成。余热锅炉不补燃料气。

三、装臵工艺特点：

0.5Mt/a催化裂化装臵在设计上采用了目前国内乃至世界的先进工艺技术，主要有：

（1）、两器采用洛阳石化工程公司的同轴型式催化裂化技术，该两器型式具有技术先进、操作简单、抗事故能力强、能耗低及占地少等特点；（2）、再生器采用的同轴单段逆流高效再生技术是目前国内最可靠的先进再生技术之一，该技术已成功应用于十多套新建或改造的大型催化裂化装臵；

（3）、通过加高待生套筒使待生催化剂进入密相床上部，并在待生套筒出口配臵特殊设计的待生催化剂分配器，使待生剂均匀分布于再生密相床上部，然后向下流动与主风形成气固逆流接触，有利于提高总的烧焦强度并减轻催化剂的水热失活。为单段逆流高效再生提供基本的保证；

（4）、采用内、外结合取热方式，本装臵由于生焦率较高且为一段完全再生，故再生热量过剩较大，根据调节灵活性以及对再生的影响等方面的综合考虑，本装臵取热系统采用了内、外结合的取热方式，即在再生器密相床设臵内取热器取走一部分热，同时设臵一台气控式外取热器以调节总取热负荷，两取热器总的取热能力为12863KW～19295KW；

（5）、反应一区采用分层进料技术：在反应一区适宜的部位分层布臵进料喷嘴，不仅可根据混合进料的不同裂化性能采取不同的反应条件，而且可根据装臵处理量的变化和对产品质量的要求来控制反应时间。上、下两层共8个喷嘴。（6）、进料喷嘴采用雾化效果好的SKH型喷嘴，并采用较高的原料油预热温度(200℃)以降低原料进喷嘴的粘度，确保原料的雾化效果及油气接触效果；

（7）、沉降器采用新型防结焦措施，提高汽提效果对降低再生器烧焦负荷在减轻催化剂水热失活有很大好处，本装臵采用了特殊设计的汽提段挡板，以改善汽提蒸汽与待生催化剂触，提高汽提效果；（8）、降烯烃工艺采用石科院的MIP（多产异构烷烃）技术。该工艺突破了现有的催化裂化工艺对某些反应的限制，实现可控性和选择性地进行某些反应，产品的性质和产品分布得到改善。

四、装臵开工及运行：4.1装臵开工情况

西安分公司十分重视本次清洁燃料技改工程的技术培训和生产准备工作，成立了生产准备小组，并组织了相关技术人员和操作人员先后分两批去上海高桥分公司进行培训和技术交流，组织技术人员对操作人员进行讲课。建立了东方仿真系统培训室，让大批的操作人员在开工前熟悉了开工过程和DCS操作，并逐一进行了考核。

常压装臵：5.25日开始引非净化风吹扫正式进入开工阶段；6.4日水冲洗结束；6.10日水联运全面结束6.12日常压加热炉烘炉结束；6.18日柴油循环结束；6.18日16：00引原油；6.19日14：00常压炉点火；6.21日19：00馏出口产品质量全部合格，常压装臵一次开车成功。

催化装臵：6.11，反应引主风试密正式进入开工阶段；7.2日反再系统烘器升温结束；7.3日完成流化试验；7.4日4:18反应喷油；7月6日12:20停净化风,装臵自保停车；7月7日15:00反应喷油；7月8日，馏出口产品质量全部合格；7月9日11:20开气压机,富气进稳定；7月20日,开主风机主机,开烟气轮机。4.2装臵运行情况

装臵投入正常生产后，按照MIP工艺技术要求，通过摸索原料油性质、反应温度与反应转化率、待生循环塞阀开度、剂油比、蒸汽量、催化剂活性等操作参数的影响，初步掌握了MIP工艺的特点，使汽油烯烃有了较大幅度的下降，汽油烯烃目前保持在35%一下。经过一个月的平稳运行，经初步标定和生产统计考核，装臵的处理量和产品收率都达到或超过了设计值，其中常压最高日加工量2660t/d(89万吨/年),催化最高日加工量1440t/d（50万吨/年）。催化装臵：汽油收率在41.7%，柴油收率在27.85%，液化气收率在11.92%，油浆收率在3.36%，装臵总液收在84.84%。常压装臵：石脑油收率14.08%,柴油收率在29.89%,装臵轻收在43.97%，产品分布良好。4.2.1摸索经验，严格控制工艺指标

催化装臵反应部分采用MIP工艺，新增了烟机、汽轮机等新设备，而且新增了汽油、干气、液化气脱硫等新工艺。在开工初期生产波动较大，系统藏量难以维持，产品分布不理想，气压机不时的发生喘振现象，油浆固含量也偏高。

①针对催化剂跑损，系统藏量难以维持问题。经分析跑损的原因主要因为加入的催化剂细粉太多（40μm以下占25%），平衡剂种类较杂，催化剂硬度不同，磨损指数不同，催化剂磨损较大。一方面排除了设备问题，另一方面我们围绕生产操作进行了调整，一是控制好反应蒸汽用量，防止催化剂热崩；二是控制好二区循环塞阀开度；三是提高再生器系统藏量（40吨提高至60吨）。通过这些措施的采用，遏制了跑剂现象。目前催化剂单号稳定在1.0kg/t。

②开工初期，装臵负荷较低，产品质量波动较大，装臵收率较低。在7月20日投用主风机主机后，逐渐提起装臵负荷后，分馏塔改为柴油上抽、中段上返；提高反应压力。柴油95%℃由330升至360℃，柴油收率上升5%。其次，降低回炼比，减少回炼比就等于减少总进料中重芳烃含量，降低重质烃分压，减轻了原料油和回炼油反应-吸附的恶性竞争（回炼油的吸附性和气化率好于原料油），从而增加新鲜原料中重质烃的气化率，提高新鲜原料重质烃类的转化率。最后采用较大的雾化蒸汽量，约占总进料的7-9%。一是可以保证较好的雾化效果；二是降低油气分压，有利于重油大分子的充分汽化和裂化，从肯本上改善了反应条件。

③油浆固含量偏高的问题，主要因为反应蒸汽量较大，催化剂存在热崩情况，反应流化状态不稳。装臵改预提升蒸汽为预提升干气，控制预提升线速2.0-3.0m/s左右,间接控制预提升段催化剂密度在250-400kg/m3。适宜的线速可以使催化剂形成均匀向上的活塞流，减少催化剂返混，提高油剂接触效率，同时防止液滴穿透催化剂层，在提升管器壁结焦。④气压机不时的发生喘振现象，经分析出现喘振的根本原因是压缩机的流量过小，小于压缩机的最小流量（或者说由于压缩机的背压高于其最高排压）导致机内出现严重的气体涡流区；外因则是管网的压力高于压缩机所能提供的排压，造成气体倒流，并产生大幅度的气流脉动。离心式压缩机的防喘振控制从原理上讲就是设法改变压缩机的性能曲线或者改变管网性能曲线，使工况点远离喘振线，使压缩机能适应生产要求在变工况下操作，以保持生产系统的稳定。

离心式压缩机的防喘振控制一般通过以下两种调节方法来实现：一是等压调节，即在背压不变的前提下调节流量；二是等流量调节，即在保证流量不变的情况下调节压缩机的排气压力。（1）等压调节

从前所述，当离心式压缩机入口流量过小时，喘振就会发生。解决的根本方法就是提高入口流量，使工况点远离喘振区。此时，可通过改变转速的方法来调节。不过，这时要考虑增加转速后机组的操作参数是否超标，如最大转速、汽室压力、真空度等，还要考虑转子的强度及轴承的寿命。（2）等流量调节

此种调节方法较为常用，可通过调节出口放空量或反喘振循环量来改变工况点的位臵。

对于富气压缩机，当两器压力较低时，入口流量较小，工况点落在喘振线上就会发生喘振。此时，可调节反喘振阀，将压缩机出口的部分气体打循环，使压缩机满足所需的最小流量，脱离喘振区。应当指出的是，反喘振循环量的大小对两器压力的影响较为明显。当两器压力增加到一定值时，调节反喘振循环量的方法就受到了限制，此时可结合转速调节或出口放空的方法脱离喘振区。

目前，气压机喘振现象已经消失。

五、目前装臵存在的问题： 常压装臵:

1、机泵频繁跳闸问题：装臵水联运期间，发现P1103频繁跳闸，而且泵出口不能开大，否则电流超高，将这一情况汇报给相关部门，一直未能得到有效处理。直到柴油冷油运时，p1101也出现同样问题，泵出口压力比设计压力均高出0.4兆帕，经有关专家及设备、电气专业共同分析为泵叶轮直径过大，又会同洛阳设计院对拆下的叶轮进行直径测量，发现泵叶轮只经过两次切削，未能达到设计要求。（设计要求叶轮直径须经过三次切削。）最后对泵叶轮再次切削，p1103工况有所改善，彻底解决了频繁跳闸的问题。但是p1101工况依旧，泵出口压力仍维持在2兆帕左右，只能靠泵出口阀门卡量来降低系统压力，但仍旧存在电脱盐系统压力不稳定的情况。这一现象只能等检修时彻底解决。

2、常压加热炉鼓风机选型过大: 开工期间为了降低加热炉排烟温度，使热管预热器在合适的温度范围内运行，以提高热效率，加热炉6.21 采取了强制通风，当时炉膛负压在—20---30帕波动，鼓风机入口蝶阀开度20%，6.26下午三点多发现炉膛负压大幅下降，出现正压至2帕，调节蝶阀开度无效，遂采取自然通风后压力正常。8.6重新投用强制通风系统验证了这种猜测。鼓风机出口蝶阀开度仅在3%---5%波动，难以保证炉膛负压在合适的过剩空气系数范围内运行。从而判断出鼓风机选型过大。这一现象只能等检修时彻底解决。催化装臵：

1、仪表的问题：装臵仪表问题较多，许多重要的流量表、测震表失灵。俗话说，“仪表是操作工的眼睛”，现在可以说是摸着石头过河无法准确反应操作，装臵存在较大的安全隐患。再就是许多以前提交给洛阳院的DCS优化问题，和洛阳院一起消失了，迟迟得不到解决。

2、漏点问题：由于这次施工质量问题，装臵大大小小出现了近百处漏点，截至目前部分仍在处理。

3、外部干扰因素多：

一段时间蒸汽管网压力波动较大，常导致反应压力大幅波动，汽提蒸汽安全阀起跳；

非净化风压力波动较大，除导致停工一次外，还导致再生器超温一次和汽油固定床反应器切除一次。

两次出现精制液化气出装臵后路不通情况，一次导致液化气脱硫脱硫醇系统安全阀起跳。

两次出现催化冷渣中断，给反应造成较大的波动。

4、稳定塔顶压力控制：冷路、热旁路和不凝气泄压阀分程控制稳定塔顶回流罐压力，而看不到稳定塔顶压力，现冷路蝶阀卡到70%，泄压泄到高压干气线上，如果开泄压阀影响干气质量，稳定塔顶压力只有热旁路能作为调节手段。

5、E2207原料油三通阀门方向装反，现在改原料油全进换热器，通过调节油浆副线来控制反应预热温度。以后检修时更换三通方向。

6、增压机出口放空电动阀漏量。

回顾整个试车过程，开工过程中多多少少出现了许多问题，如备用主风机喘振,班组对ESD不熟悉直接按自保停机；蒸汽串油等，总的来说对新装臵的介入，时间上过于晚。在“三查四定”期间，大部分问题都是由各区域技术员提出来的，多次的提交给工程公司，但很多问题一拖再拖，有些问题直至试车前才得到解决。中交以后，又发现了许多需要整改问题。，由于时间短，至今没有得到解决，留在以后技改时完成。

同时，操作人员对新装臵的熟悉时间过于短，从老装臵停车到新装臵吹扫，不到十天的时间要熟悉所有工艺管线，困难相当大。无论是中交以前还是在试车过程中，各方面关系缺乏统一完善的协调。在“三查四定”期间，车间发现的问题，多次的提交给工程公司，但很多问题一拖再拖，有些问题直至试车前才得到解决。还有部分问题，由于时间短，至今没有得到解决，留在以后技改时完成。

现在想起来，只能说我们有一支团结过硬，善于打硬仗的队伍，有一群踏踏实实，埋头苦干，不计报酬，无私奉献的好职工，虽然，他们身上也有这样那样的缺点，这样那样的毛病和不足，但是，一个装臵的开车成功，不是那一个人的功劳，应该说是集体的智慧，是无数滴汗水铺就的智慧河流，是多少辛勤劳动建成的幸福梯田。

常压装置 篇3

常减压蒸馏装置采用蒸馏的方法将原油分割成不同的馏分,是炼油厂初级产品或下一工序的原料送出装置。常减压蒸馏装置的常压塔区通常包含三个塔:初馏塔、常压塔及常压汽提塔;其中初馏塔将原油中轻组分闪蒸或分馏出来,降低原油换热系统和常压炉的压力降,减少常压炉和常压塔的负荷。常压塔则起着重要的分馏作用,将初馏塔底油中的汽油、煤油、柴油等所需产品分离出来;常压汽提塔作用是将常压塔侧线中的轻馏分汽提出来从而提高产品的闪点、初馏点。

1工艺流程

在本次改造中原油换热流程由原来的“2—2—2”形式改为“3—3—2”形式,并对部分换热设备进行更换,见图1。自罐区来的原油经泵升压后分为3路,与常顶油气、各中段回流分别进行换热(脱前原油换热)。每路换热至120.140℃,混合后进入电脱盐系统进行一、二级脱水脱盐。电脱盐后的原油分3路与各中段回流进行换热(脱后原油换热),每路换热至200～220℃,混合后进入初馏塔进行一次分馏。初馏塔顶馏出的初顶油作为重整料,塔底出初底油。初底油经泵升压后,分2路与各中段回流换热(初底油换热),每路换热至300℃,混合后通过常压炉加

热至365℃,然后进入常压塔进行第二次分馏。常压塔除了顶部的冷回流外,还有3个中段回流与原油换热,取出多余的热量。常压塔顶油气冷凝冷却后的常顶油作为重整料,常一线汽提后出120。溶剂油,常二线汽提后出烷基苯料,常三线出轻柴油,常四线汽提后作为催化蜡油原料,塔底出常底油。常底油经泵升压后,通过减压炉加热至380～390℃,然后进入减压塔进行第3次分馏,塔顶油气经过三级抽真空系统后,冷凝冷却下的减顶油作为回炼油。减压塔采用3个中段回流取热,另有1个减三线抽出下返的回流作为洗涤油。减一线、减二线、减三线、减四线均为全抽出,混合或者调和后作为催化蜡油原料,减底油经泵升压后出装置,作为催化调和原料、焦化原料或冷却后去罐区。

2常减压蒸馏装置常压塔区配管设计

2.1减压系统设计要点

2.1.1减压塔

原有减压塔腐蚀严重,塔体中间部分曾经更换过,有的部分还加了垫板。新的减压塔采用了天大天久科技股份有限公司的高效、高通量的规整填料及相应的塔内件技术,其突出的优点是压降小(全塔压降小于1.33 kPa),处理能力大,操作弹性好。改造后,减压塔的拔出率提高了2.38%。减压塔的取热比例更趋合理,改造前为塔顶循环回流:减一中:减二中=27.84:58.11:14.05,改造后的取热比例为塔顶循环回流:减一中:减二中=18.38:33.55:48.07。由于压降的减小,减压塔进料温度从原来的390℃下降到380～385℃,节能效果显著。

2.1.2采用“微湿式”减压蒸馏技术

原减压塔内件选用舌型塔盘,采用湿式减压蒸馏技术,能耗较高。本次设计减压塔内件选用高效、高通量的填料,采用“微湿式”减压蒸馏技术,使减压塔顶压力从原来的96 kPa左右提高到100 kPa左右,满足了操作弹性、拔出率、产品质量各项指标的要求,同时减压塔底吹气量从原来的2～3 t/h减小到100～500 kg/h,或者不吹气而采用干式减压蒸馏技术,每吨原油的塔顶冷却水用量由原来的2.80 t减少到1.99 t。

2.2塔管口方位的设计要点

关于塔管口的设计要点,主要包括如下四个方面:(1)塔管口方位的布置,应符合工艺条件,便于管道和阀门的操作和检修;(2)初馏塔、常压塔及常压汽提塔均为板式塔,塔板分单溢流、双溢流和四溢流,塔的管口方位应满足塔内部结构的要求。(3)为确定塔的管口方位,需根据塔的布置,将塔周围分成操作区及配管区。操作区面向装置马路,配管区面向管廊,塔管口方位需要进行合理地布置。操作区原则上是为操作、维修设置的,塔顶检修吊架及人孔(或手孔)应布置在这一侧,如条件允许人孔方位尽量保持一致,设计整齐美观;配管区是作为连接管廊、泵和冷换设备等管道的区域。塔的所属管道凡要经过管廊到其他相关设备的,其管口宜开设在配管区一侧。(4)管嘴及仪表液位计管嘴方位应该尽量避免设置在楼梯间方向,楼梯间方位的平台受定位限制无法做大,而仪表液位计安装后伸出长度约为700～800 mm,若由楼梯间方位伸出,可能阻挡平台通道。

摘要：当前时期下,我国炼油厂中大量地使用常减压整流装置,该装置为炼油厂的高效运行起到了十分重要的作用,因此常减压蒸馏装置工艺设计的好坏,会直接影响到炼油厂的炼油效率。本文就是攫取了常减压蒸馏装置常压塔区配管设计进行着重阐述。

关键词：常减压蒸馏装置,常压塔区,配管设计,要点

参考文献

[1]时相宇.浅析常减压蒸馏常压塔的工艺设计[J].当代人,2008(8).

[2]武劲松,陈建民,李和杰,等.四级蒸馏技术在常减压蒸馏装置扩能改造的应用[J].炼油技术与工程,2003,33(6).

[3]张革松.四级蒸馏在常减压装置扩能改造中的应用[J].石油化工设计,2006,23(1).

[4]陈建.常减压蒸馏装置的扩能改造[J]石化技术与应用,2006,24(3).

[5]夏延燊.常减压蒸馏装置塔顶冷凝系统防腐蚀措施[J].石油炼制与化工2006,37(1)

常压装置 篇4

关键词：UGI-CCR,工艺流程,废热回收利用

UGI-CCR制气工艺是由美国联合煤气公司 (U.G.I) 研究成功, 并由美国工程建设公司工业化, 在工业上也将此法称为循环催化转化法 (CCR法) 。本篇以大连煤气公司1999年投产的常压间歇式循环催化裂解轻油制气装置为例, 简要介绍其工艺流程, 并通过运行中阶段热参数估算其废热回收率, 以及对其回收利用分配途径做以说明。该装置系统工艺简单、能量集中、结构紧凑, 并且原料广泛, 又由于采用轻油制气, 故无污染, 而且该装置本身对于系统富余能量尤其废热的回收利用率很高等特点。本篇以大连煤气公司已建成投产的一期两条生产线为例, 对此工艺及其废热回收利用情况作以简要介绍。

1 UGI-CCR工艺过程简介

CCR法制气工艺由原料的储存及输送, 催化转化制气装置及煤气的储存与排送三部分组成。储存于球罐 (或内浮顶罐) 内的LPG (或石脑油) 经由烃泵加压输送到生产装置。CCR催化转化制气装置流程主体设备包括改质炉、16bar废热锅炉、CO变换器、6bar废热锅炉、激冷水封、水冷式煤气冷却塔等。生产装置处于正常循环生产时, 首先, LPG由改质炉加热室顶部喷入燃烧, 产生的高温烟气及辐射热加热了燃烧室中部的格子砖及改质室内的催化剂;进入蒸汽改质阶段时, 格子砖上部的蒸汽进入燃烧室并被预热, 与混合室喷入的LPG均匀混合, 混合物流经催化床, 发生水蒸气转化反应, 生成贫煤气 (改质气) 。改质气由改质炉催化床上部出炉经16bar废热锅炉回收热量后, 再加入一定量的水蒸汽, 进入CO变换器, 发生水煤气变换反应, 从而达到降低煤气中CO含量的目的;变换后煤气再经6bar废热锅炉回收余热后, 掺入LPG增热并送激冷水封冷却, 再进入冷却塔终冷后经加臭处理最后送入气柜。

2 系统热状况浅析及阶段参数

分析可知系统介质流动过程中的一次能量传递方式主要是热传递, 而系统介质的热量来源主要通过燃烧及其它化学反应放热。下面让我们看一下流程中各阶段介质温度状况 (全程常压) :

1) 首先在改质炉产生的改质气 (主要成分是H2和CO, 其中H2约占45~50%, CO约占16~17%) , 出口温度约为800~810℃。

2) 随后改质气经过16bar废热锅炉, 换热后的改质气出口温度为350~400℃。

3) 换热后的改质气通过CO变换器, 在氧化铁系催化剂的作用下完成变换反应同时释放反应热, 出口温度380~420℃。

4) 然后变换煤气进入6bar废热锅炉, 换热后进入后续系统, 出口温度为210~230℃。

5) 变换煤气出6bar废热锅炉后进行增热, 在增热喷枪处喷入液态LPG与变换气混合, 提高煤气热值到3500kcal/Nm3, 此时煤气温度变为110℃。另一种增热方式采用干气增热, 即在煤气冷却塔后端才引入高热值干气, 则此时煤气温度仍为210~230℃。

6) 经LPG增热后煤气进入激冷器冷却, 煤气迅速冷却至饱和温度, 约75~85℃, 通过水封槽进入冷却塔。

7) 煤气进入冷却塔后, 在此冷却至饱和温度40℃以下, 再经过加臭进入煤气储柜。

由此系统能量传递过程分析可知, 该装置全流程中生产过程产生的全部废热有三部分被系统外消耗———冷却循环水系统 (包括激冷水封和冷却塔) 需凉水架单独冷却 (约占系统总富余热量消耗的10%~20%) 和少量烟气带出热量, 以及少部分系统沿程热量损失由于结构紧凑及加有管道保温, 故可忽略不计) , 其余废热均回收利用。粗略估算, 该装置的废热回收率应在60~80% (不计入系统投产前升温消耗) 。这一过程基本通过蒸汽系统实现。下面将对此予以介绍。

3 废热回收利用过程即蒸汽系统工艺流程

蒸汽来源有两部分, 主要在制气装置通过2台16bar废热锅炉和一台6bar废热锅炉换热产生蒸汽。不足时, 亦可通过连接系统外的锅炉补充。

蒸汽管网分为三个压力等级:16bar、6bar、1.5bar。其中16bar蒸汽主要用于驱动透平和减压后供生产使用;6bar作为蒸汽系统压力缓冲等级, 主要用于喷枪吹扫、冬季设备伴热和减压后供生产使用;1.5bar则作为整个蒸汽系统的核心, 同时提供改质、变换、热力除氧用的蒸汽。下面对其装置系统流程做以介绍

3.1 16bar蒸汽管网

从16bar废热锅炉出后进入16bar蒸汽管网, 共有三个分配途径:

1) 经减压阀降至1.5bar后进入1.5bar集气管以供生产使用, 取压点在1.5bar端。2) 经减压阀降至6bar后进入6bar集气管以供6bar蒸汽系统使用, 取压点在16bar端。3) 经流量计进入捕雾器除水后供蒸汽透平驱动用, 后乏汽进1.5bar蒸汽缓冲罐。

3.2 6bar蒸汽管网

6bar蒸汽共有三个来源:16bar蒸汽减压、6bar废热锅炉换热及外管网锅炉供应, 有以下五个主要分配途径:

1) 减压后直接进入1.5bar集气管, 取样点在1.5bar端。2) 减压后经1.5bar蒸汽缓冲罐再进入1.5bar集气管。3) 经减压至3.0~4.0bar进入外管网供食堂、浴室及冬季生活采暖, 并同时与外管网锅炉相连, 取压点在6bar端。4) 提供1#、2#加热喷枪、改质喷枪、增热喷枪吹扫以及喷枪保护蒸汽。5) 冬季设备伴热。

3.3 5bar蒸汽管网

来源于16bar及6bar减压, 主要提供生产用蒸汽, 有以下五个分配途径:

1) 经流量计、压力开关、流量调节阀、开关阀后进入1# (2#) 燃烧室, 经过格子砖过热后参与改质反应。2) 经流量计、压力开关、流量调节阀、开关阀后进入CO变换器参与变换反映。3) 通过温控阀控制蒸汽量对激冷器、冷却塔进行保温。4) 通过压力调节阀提供除氧器热力除氧。5) 提供点火LPG汽化器供汽化的热量来源。

以上是以大连煤气新厂一期生产线为例对UGI-CCR装置流程做以简介, 并对其紧凑的结构和高效的热量回收利用做以浅析。

常压装置 篇5

为了提高装置馏出口产品质量的合格率, 提高产品质量, 方便生产工艺人员对工艺参数的及时调整, 减少人工化验分析的频次。我厂于2008年7月份在常压蒸馏装置投用了通力分析自控技术有限公司生产的一套《型智能全馏程在线分析仪》和一套《型智能倾点在线分析仪》, 用于该装置的汽油和柴油馏出口管线上。分析仪2008年7月下旬开始安装, 8月初投入运行。随后对该分析仪进行了为期两周的仪表运行数据与人工化验分析数据的对比校验。通过与人工分析值的对比, 分析仪的实际分析数据与人工分析值之间的误差达到了对该分析仪的测量要求。从10月份开始相关部门逐步减少了对该油样每天的人工采样分析, 到目前为止, 该分析仪已连续运行近两年, 工艺和使用维护人员对其都较为满意。以下, 就有关该方面的情况作简要的介绍。

2 全馏程分析仪原理及性能特点

2.1 工作原理

来自工艺管线快速回路采样管的被测样品, 进入多功能样品预处理系统处理后, 在嵌入式微处理机的控制下, 通过特别设计的定量组件被精确定量注入分馏器。之后微处理机启动加热程序, 按特定的控制算法和测量等反馈机制, 通过专用加热器对分馏器中的被测油品进行分馏加热控制。同时, 对加热分馏全过程中的温度、压力和馏出速度等参数实时检测跟踪, 并显示分析过程中的工作状况和相关提示信息。分馏过程结束后, 微处理机将检测结果, 根据用户的实际需要事先任意所选取的测量点, 如 (初馏点、10%、50%、90%、95%、终馏点) 经数据统计处理后在分析仪彩色液晶上显示, 并通过RS485通讯接口传至装置DCS控制系统。

2.2 性能特点

该分析仪采用与人工化验分析过程GB3836.3标准相吻合的测量分析方法, 通过一系列特殊的手段和方法, 使其能够满足工艺现场的运行条件, 该分析仪技术特点如下:

采用嵌入式多CPU为内核, 结合温度压力流速等为反馈控制参量, 配合一体化的分馏加热系统构成智能化测控单元。

可根据生产需求, 自由选择任意百分点及其百分点个数分馏温度的测量 (如:初馏点、10%、50%、90%、95%、干点) 。

具备故障自诊断处理和提示功能。在断油、断水、停气和油压、水压、气压过高或者偏低等状况下, 分析仪自动中止当前工作进入待机提示状态。避免人员不在现场的情况下, 因工艺条件的突然变化而引起事故的发生。

彩色液晶显示实时分析数据和当前工作状态, 并可通过分析仪所带RS485通讯接口与操作室DCS进行通讯。

2.3 主要技术指标

测量精度:符合国家标准GB3836.3标准对准确度的要求。

重复性:±2℃。

输出信号:RS232/RS485 (MOBUS协议) 、4~20m ADC。

测量范围:汽油:0℃~250℃;柴油:0℃~410℃。

分析周期:20~30分钟。

3 全馏程和倾点分析仪工作条件

供电:主机:220V±10%V、50Hz、1000W。

供水:普通生活用水或循环水, 无明显杂质。

供风:干燥仪表风, 压力大于0.2MPa。

4 分析仪测量数据与化验室分析数据对比

两台分析仪表2008年7月开始在常压装置汽油和柴油线安装, 8月验收合格, 9月投入正常运行。 (如表1表2)

从以上对比数据可知, 分析仪表所测的数据与人工化验分析数据之间的偏差, 大多数情况下, 全馏程≤±2℃, 倾点≤±1℃;个别情况下全馏程≤±3℃, 倾点≤±2℃。

5 实际应用和效果分析

通过近两年的使用, 两台分析仪运行一直较为平稳, 从以上在操作室DCS上显示的数据曲线和与人工分析的数据对比表格我们可看出, 分析仪所分析测量的数据从静态和动态两个方面都能够较好地反映出装置汽油和柴油馏出口线的全馏程及干点和倾点质量数据的变化情况, 这对工艺操作人员及时合理地调整工艺参数, 保证质量参数的合格, 稳定优化工艺过程无疑会起到十分积极的作用。

结语

由于在线分析设备直接装于条件较为恶劣的生产现场, 且一年365天都处于运行状态之中, 能否长期稳定可靠地运行是衡量该类设备的一项关键指标。据了解, 国内不少炼厂过去投用的包括进口的此类在线分析设备, 使用情况不是很理想, 有些甚至长期处于不正常或停用状态。我们应该从中吸取教训, 从设备的选型上真正把好关, 使用维护上加强技术力量的投入和培训, 使这项工作在我厂在已经有了一个很好的开端的情况下, 在今后进一步的普及应用中做的更好。

参考文献

[1]王宝仁, 孙乃有.石油产品分析[J].北京:化学工业出版社, 2004.