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标题: 装置小技改，效果如何？（由于本帖内容庞大，无意义贴直接删除） [打印本页]

作者: zhuyitou8 时间: 2008-5-24 11:46
标题: 装置小技改，效果如何？（由于本帖内容庞大，无意义贴直接删除）
本帖最后由 lijianhuai 于 2011-6-1 16:10 编辑

大家来谈一谈，自己装置有那些小技改项目，改后的效果如何？
装置的小技小改确实能给企业带来效益,也能给基层管理者和操作人员,带来方便.这一点深有体会.希望大家把平时,这方面的经验讲出来,我想对我们海川.对我们企业.对我们个人都有很大的帮助和促进.凡在zhuyitou8版主主题(装置小技改，效果如何？)后跟帖有意义的会员,我们将加大奖励额度。

由于本帖内容庞大，为了不影响大家看帖、学习、交流，无意义贴直接删除。警告无效将严重处理

作者: 太平洋 时间: 2008-5-24 11:52
我们装置重质油塔底循环泵，入口有一个大过滤器，这个过滤器容易堵，清理起来也比较麻烦，后来我们在大过滤器下面装了一个小过滤器，定时把大过滤器底部的焦，排到小过滤器中，，这样直接就可以在线清焦了，感觉效果非常好！大家都有什么技改，提出来参考以下！！！

作者: zhuyitou8 时间: 2008-5-24 11:57
我自己先来谈谈我装置的一项小技改：我装置是北方炼厂，我装置的备用压缩机级间冷却器在冬季易发生冻凝现象，为此，我装置发动广大员工，献计献策，通过大家的努力，最后，采取了将两台压缩机的冷却器串联，即将两台压缩机一级后冷却器串联，二级冷却器串联。
好处：这样既可以解决级间冷却器的冻凝，又达到节能降耗的目的，确保了压缩机的安全平稳运行。

[ 本帖最后由 zhuyitou8 于 2008-5-24 12:01 编辑 ]

作者: net2002163 时间: 2008-5-24 13:36
小技改还是蛮多的，我说一个。

加[wiki]氢[/wiki]裂化装置循环氢纯度低，经常需要排废氢，我在废氢排放阀后接一管线至加氢精制装置，排放的废氢直接去了加氢精制，减少加氢精制新氢用量，当然，加氢精制循环氢纯度有一定下降，但能维持运行，保证产品质量。
每年省不少氢气用量

[ 本帖最后由 net2002163 于 2008-5-24 13:37 编辑 ]

作者: zhenghemqx 时间: 2008-5-24 17:02
我们制氢装置的配汽碳酸水,一般是放掉的,因其排放温度高,并含有二氧化碳,给污水处理厂带来困难(温度高污泥不能承受),去年底改成去焦化除氧器后去,蒸汽发生器回用,即解决了污水处理问题又创造了效益(除盐水18元/吨,每小时7-8吨).

[ 本帖最后由 zhenghemqx 于 2008-5-24 17:09 编辑 ]

作者: qifengfsfushun 时间: 2008-5-24 17:12
标题: 回复
我说说我们的情况，我们这里的缓蚀剂管线在冬季有蒸汽伴热的情况下容易出现堵塞的问题，现在在缓蚀剂上加了个吹扫蒸汽线，在管路不通的情况下可以随时吹扫。

作者: azz21 时间: 2008-5-24 19:20
我说一个!我们催化原来事故状态放火炬直接由气压机出入口放到火炬,现在我们在气压机前接DN250富气线到20000M3干式气柜,气压机再发生情况,富气去气柜后由压缩机压缩进入高压管网或进轻烃回收了.富气携带的重组分都存在气柜底部,带正常后压回..现在我们连装置大修停工都不放火炬了!

作者: net2002163 时间: 2008-5-24 20:02
再说一个
两套加氢精制装置，一套新上的设计有循环氢脱硫系统，一套老的没有设计循环氢脱硫，老的操作压力略高。
随着近两年原油劣质化，原料硫含量越来越高。老装置循环氢中的硫化氢含量越来越高，车间在老装置和新装置的反应系统增加一跨线，将老装置部分循环氢引至新装置进行循环氢脱硫，有效降低循环氢中的硫化氢含量。
这样既少上了一套循环氢脱硫，又达到了降低循环氢中硫含量的目的。
当然，管线找正规设计院设计的。

作者: honsin 时间: 2008-5-24 21:28
回5楼:制氢的水可以加药处理的,处理后可以直接作为加氢装置的高压注水,不会给[wiki]催化剂[/wiki]造成影响;
回6楼:某些缓蚀剂是害怕蒸汽的,遇见稍微高的温度会出现凝的现象,越吹越堵,但是有的缓蚀剂不怕高温.我们在解决这个问题的方法是加了氮气吹扫线;

我们这的一个小技改:起初焦化装置的机泵冷却水部分都现场排掉了,很大的浪费.后来检修时在装置加了一个地下水槽,机泵冷却水自流入槽,通过新添加泵抽出送至循环回水,节约了不少的能源.

作者: dsj2008 时间: 2008-5-24 22:10
标题: 回复 1楼的帖子
炼厂工艺过程的水冷却箱特多，冬天可以加泵循环用于采暖，也可用于一些小罐的加温。

作者: zhenghemqx 时间: 2008-5-26 11:02
标题: 回复 9楼的帖子
请您说一下,制氢水回收所加药剂,为何药剂(是磷酸三钠吗 ),加入量是多少?

作者: honsin 时间: 2008-5-26 13:20
回11楼，这种药剂是一种多硫化物,主要是络和二氧化碳,一般是25PPM,对于加氢注水可以达到指标.不会对催化剂产生影响.

作者: bgwz1979 时间: 2008-5-26 14:45
催化裂化装置辅助燃烧室前的主风管线在停电等事故状态下很容易倒入催化剂，为节省开工时间，可在一二次风阀前加放空阀，在开起主风机后将管线中的催化剂吹出！

作者: H8902 时间: 2008-5-26 17:07
此话题发起的好，建议置顶，让大家持续讨论。
1、加氢裂化装置原设计废氢排放、不合格的脱后低分气均是排放高压火炬系统，浪费很大，流程调整废氢排放至低分气脱硫入口，不合格的脱后低分气改去硫磺装置脱硫，进入全厂瓦斯系统，减少火炬排放；
2、缓蚀剂加注的确在北方装置由于冬季伴热问题容易出现结块，堵塞，我们在加注泵出口增加与塔顶物料相同的性质的物料连通线，始终保持有介质流动，再未堵过；
3、高低压火炬罐底部污油泵入口增加连通，实现互为备用。
先写这些，待续。

作者: H8902 时间: 2008-5-26 17:12
再加一个：
催化裂化装置开工辅助燃烧室点火烘衬里，为方便调节一次风，在一次风大阀（DG600）加一DG150跨线，点火初期，调节很平稳。

作者: savefaith2008 时间: 2008-5-26 17:17
我厂去年催化分馏塔(T1201)第29、30层塔板出现堵塞现象，导致分馏塔塔底液位经常维持不住（需要通过事故旁通补原料油措施来维持塔底液面），而回炼油罐（V1202）液面又居高不下，返回催化分馏塔的回炼油流量已不能起到调节催化分馏塔与回炼油罐两个液位的效果。反应只能维持在125t/h低负荷加工量。严重的制约了催化装置的加工能力，满足不了常压、催化装置高负荷运行的要求。同时由于催化分馏塔中部热量不足，催化柴油质量经常出现不合格，生产难以维持。
同时受此影响，对装置的安稳长优生产带来极大威胁。当反应提处理量时，为了保住催化分馏塔塔底液面，只有增大油浆上返塔量，导致分馏塔底超温，油浆系统的运行工况受到极大威胁，一旦恶化，将直接降低装置长周期运行的目标；催化分馏塔中部因油浆上返塔流量的增加而热量不足，使柴油的分离变差，直接影响到出厂产品质量；因柴油不能有效的拔出导致回炼油罐满罐造成分馏塔淹塔，分馏塔压降上升，严重威胁到装置的安全生产；因油浆上返塔流量不足，对进入催化分馏塔的反应油气不能起到有效的洗涤作用，造成油气中的催化剂进入催化分馏塔中部系统，使催化分馏塔中部塔盘易出现结焦堵塞而造成停工。同时因加工量的限制，牺牲了反应各种优化条件，溶剂油装置的热源也不能满足。
因正常生产情况下无法停用催化分馏塔，停催化分馏塔就意味着催化装置全面停工，进行非计划停车检修催化分馏塔，这样会直接影响到月度、年度原油加工计划，而且进行一次催化装置非计划停工损失也达数百元万以上。

实施方案：
针对催化分馏塔出现的问题，我们认真分析了原因，提出了催化分馏塔内件故障从外部入手进行解决的思路。
通过核对现场油浆管线，回炼油管线，以及塔内塔盘的开孔率大小，提出了采用回炼油二中系统管线开孔将部分回炼油直接补入油浆上返塔管线内，从而返至催化分馏塔底部人字挡板上方的技术改造方案，以便甩开催化分馏塔第29#、30#层有问题塔板，恢复回炼油控制回炼油罐液面及调节全塔热量分布的功能，提升反应处理能力及优化条件。

材料费用:12000元左右(含带压开孔)

实施效果:
反应加工量提至160t/h时，催化分馏塔运行工况依旧正常，没有出现催化分馏塔液位低回炼油罐液位高的现象，催化分馏塔中部温度正常，热量分布合理。

作者: yuzhu0524 时间: 2008-5-28 15:29
气分装置的低压瓦斯管线与聚丙烯装置的空压机连接（或者是催化空压机），在装置停工后液相通过机泵回收罐区，可是塔内气相压力0.6Mp以下的一般都是放低瓦，现在可以通过关闭低瓦线，和空压机连通的办法回收，操作简便，效果非常显著。每次回收效益在10万左右。

作者: 木马智慧 时间: 2008-5-30 12:22
标题: 中段补封油改造
催化装置所有热油泵设计均采用轻柴油作封油，柴油补封油后一部分随油浆、回炼油、渣油进入反再或分馏系统进行再加工或循环，另外其中一部分随油浆外甩出装置，造成了柴油一定量的损失，降低了柴油的收率。我装置通过小改造,将一中段经过冷箱后引入封油系统, ,利用一中段补封油，保证了装置机泵正常运行,在一定程度上减少了柴油损失,提高了柴油收率。

作者: gh717 时间: 2008-5-30 20:24
催化装置吸收稳定岗位的不凝气接到气压机入口管线，原先是放到高瓦（或是低瓦）．可以回收这部分不凝气，操作简便，效果非常显著。

作者: ljr4821 时间: 2008-6-2 09:17
我们焦化装置针对全装置低压瓦斯放空系统及气压机级间罐压油线等瓦斯系统存在的低点多、凝液无法回收、泄压不畅等问题，通过检修碰口期间，对低压瓦斯系统进行了以下改造：
（1）取消了D1305入口的三处低点及入口调节阀和DN500变DN150的缩径限流点。
（2）改造了三处瓦斯放空泄压线并主瓦斯线的方位，增设了主瓦斯线低点排凝罐，减少了分支和主瓦斯线的凝液积存，解决了低压瓦斯系统放空不畅的安全问题。
（3）对气压机级间罐压油线、主瓦斯线低点排凝罐压油线进行了改造，对系统的凝缩油有效的进行了回收。
通过以上改造及开工后运行效果来看，证明了改造是成功的。同时，成功的改造也创造了很好的效益，经估算年可回收凝缩油约300吨，计入减少的排污处理费用累计年可创造效益120万元左右

作者: zqy19751023 时间: 2008-6-3 20:52
原来车间的航煤加氢装置汽提塔采用氢气汽提，由于要求操作被压较低，汽提塔排放尾气无法进入低瓦管网，只能排入大气，造成了严重的[wiki]环境[/wiki]污染和资源浪费。通过在加热炉内增设真空火嘴将汽提塔排放尾气引入加热炉内烧掉，既节约了瓦斯消耗又解决了环境污染问题。

作者: 脂玉良工 时间: 2008-6-4 08:17
俺们这里常减压装置小，烧的又是减压渣油，俩炉子又都烧着催化干气和自产低压瓦斯，造成燃料油的消耗很小。
原来是每个炉前一个燃料油表，计算每个炉子的燃料油耗量，但因为燃料油量小常造成油走表不转或者堵表，没办法进行燃料油的核算。
后来吧两块表挪至燃料油泵出口的来油管线和回燃料油罐的回油管线上，燃料油的流量增大了，表走得正常了，两块表的差值就是燃料油的总消耗，单耗也就好算了。

小装置可以解决燃料油表不走的问题，大装置可以解决因为量小造成的燃料油误差大的问题。

作者: llttjj2850 时间: 2008-6-5 15:52
在[wiki]化工[/wiki]生产时候，用到很多水封罐。我们公司以前就是用纯水封出口酸气，需要有一定流量。现在将洗涤塔低浓度水流经水封罐再回到精馏塔，节约纯水，还能回收酸。

作者: qiubj 时间: 2008-6-5 18:36
标题: 小技改，节约大能源，乙烯装置增加空气预热器
我厂乙烯装置裂解炉原设计是冷空气直接进入炉子，燃料消耗量很大，经过技改后，增加了空气预热器，利用装置多余的低压蒸汽将空气预热，效果非常好，大大节约了燃料气的用量！

作者: angeltlx 时间: 2008-6-6 15:12
我也来说说：
催化油浆容易结焦，当一些小的焦块带到油浆泵会照成泵不上量的情况，还会堵塞换热器，在油浆泵的出入口各加两个[wiki]阀门[/wiki]，
在入口阀门下，加一道带手孔的滤网，当泵上量不好的时候，可以拆下来清一下。
我们这催化是老装置，后来又建了气分，把催化的低温热量利用起来给气分供热，即可能量回收，又减少了装置能耗。

作者: qiubj 时间: 2008-6-11 22:07
标题: 蒸汽凝水回用
我厂将全区的蒸汽凝水及优质工艺凝液收集起来后，用除铁除油系统处理后，可用于生产软化水、脱盐水，用做锅炉给水，经济效益非常可观！！！

作者: hlytyy 时间: 2008-6-13 16:46
标题: 分馏塔结盐
由于原料油比较杂，分馏塔结盐问题比较严重，曾经有每星期洗塔一次的经历。而每次洗塔都对分馏塔的操作造成严重波动，影响生产。
解决方法：在分馏顶循环泵出口接一根注水管子，注水量不一定要大，然后在返塔前加一个缓冲罐，将注入的水切掉，同时将氨盐一起切出。
效果：彻底解决分馏塔结盐问题，至今不曾发生结盐现象

作者: 0241115 时间: 2008-6-14 16:48
催化裂化装置分馏塔顶油气空冷器冷后温度过高，可达到58℃，无法满足工艺要求，存在富气带油，损坏汽压机的危险。分析其主要原因进行改造：
1.[wiki]露点[/wiki][wiki]腐蚀[/wiki]
分馏塔塔顶空冷器为湿式空冷，内侧受油气中HCl＋H2S＋H2O腐蚀介质的露点腐蚀，而外侧用软化水喷淋，处于软化水的腐蚀环境。从宏观检查和垢样分析、腐蚀产物分析的结果来看，该空冷腐蚀泄漏主要是酸性气的露点腐蚀引起。
塔顶110℃左右的油气在未被冷凝成液态之前是没有腐蚀性的，经塔顶换热器油冷却至90℃后进入空冷后，水蒸汽被冷凝成液态的水，在空冷中形成了露点，由于气液相变部位的冲刷作用，加上酸性水溶液没有被均匀中和而形成的酸性腐蚀环境，导致了严重的局部腐蚀。硫化铵盐和氯化铵盐在230度以下结盐速度很快，长期在低温下运行的[wiki]设备[/wiki]管线，加大了腐蚀速率，导致塔顶空冷器管束结盐堵塞、堵死，管束堵塞后用水洗效果就不明显了。
2.偏流
由于空冷器的部分管束的堵塞导致偏流严重，使空冷器的效果严重下降。
3.停用水洗水
由于两酸装置目前的处理量不能满足300万吨/年重催酸性水排量，停用了装置水洗水系统，无法将油气中的结盐溶解，进一步加剧了结盐情况。
4.不凝气增多
由于冷后温度控制不下来，进一步使管束中的轻组分汽化，进而使空冷器的管束不能完全充满液相，降低了冷却效果。
针对以上原因制定以下建议：
1.针对腐蚀和结盐偏流的现象，可采取如下措施：
A、注入高性能的中和剂，控制pH值在6~7.5之间
在塔顶油气管线上，注入0.5[wiki]%[/wiki]~3.0%的氨水，以中和分馏塔顶油气中的酸性物质H2S、RSH、HCL、HCN等。中和反应生成铵盐溶于水，可从分馏塔油气分离器中以含硫污水的形式，从汽油中分出。
B、注缓蚀剂
挥发线注缓蚀剂是非常必要的。只有同时注中和剂和缓蚀剂（或中和缓蚀剂），才有可能可以将低温腐蚀控制到一个较低水平，使冷凝水中的Fe2+＜3mg/L。由于局部的pH、流速和温度的变化，缓蚀剂与金属之间的键不断地被破坏，因此系统内必须连续地加入缓蚀剂。如果剂量太低或停注，则缓蚀剂自然消耗使得腐蚀迅速加快。缓蚀剂剂量是根据系统的腐蚀和需要保护的表面积来确定的。
C、原油深度脱盐脱水
目前的脱盐工艺仅仅是脱除原油中可溶于水的无机盐类。由于其中以碱金属及碱土金属的氯化物为主，故将氯化钙、氯化镁和氯化钠均换算为氯化钠含量并以mgNaCl/L表示。但原油中的盐并不一定都是氯化物，也可能是[wiki]硫酸[/wiki]盐，碳酸盐和[wiki]石油[/wiki]酸盐，而氯化物也不一定都是无机氯化物，还含有氯代烃，这些有机金属化合物和氯代烃，目前的脱盐工艺是不能将其脱除的，将浓缩于渣油中，对后续的设备造成腐蚀。
D、喷淋的软化水加缓蚀剂并加大置换力度:
由于软化水的强腐蚀性，软化水循环系统的腐蚀问题相当突出，通过投加极少量软化水缓蚀剂就可以缓解。
若水质电导率大于3000u/cm，须打开空冷水罐D209底部放空阀排水置换，至化验水质电导率小于3000 u/cm后关闭空冷水罐D209底部放空阀停止置换。
E、选用合适的耐腐蚀材料
对于塔顶冷凝系统腐蚀体系而言，经济而又耐蚀的材料并不太多。在HCl+H2S+H2O腐蚀环境下，奥氏体不锈钢容易发生应力腐蚀开裂，在工艺防腐蚀的基础上采用12Cr2A1MoV、双相不锈钢60RE和铁素体不锈钢0Crl3等耐蚀材料，设备的使用寿命将大大延长。近年来，针对HCl-H2S-H2O环境的低温腐蚀问题，开发出了08Cr2AlMo这一新的耐蚀材料，工业应用证明了其良好的防腐蚀效果。国内应用较多的12Cr2A1MoV、09Cr2AlMoRe、RT360材质效果都不错。
2.加大水洗水用量
现在车间新建的酸性水汽提装置即将开工，已经能满足300万吨/年重催酸性水排量，可加大注水量，必要时将冷凝水回注。注水主要是洗涤系统中的盐垢，提高冷凝冷却器的传热效果，避免设备的垢下腐蚀。此外，可以使露点前移，保护冷凝设备。增大注水可以增加油气中水蒸气分压，从而降低H2S和HCl的分压，使露点往高温区移动，以至于在大油气管线上形成露点。
3.针对不凝气增多现象
可在空冷管束上增加排不凝气线至放火炬凝液罐，将管束中的不凝气排出，增加空冷的冷却效果。
通过以上途径，可改善空冷的冷却效果，降低冷后温度至30~48℃，从而达到操作要求。

作者: net2002163 时间: 2008-6-16 11:49
最近装置实施一项节水项目
原来凝结水需冷却后，进注水罐做加氢注水。
现在先去蜡油罐加热盘管，加热蜡油，然后再进注水罐。
一方面省了冷却水。
一方面省了蜡油罐加热蒸汽。

作者: lexuan_0211 时间: 2008-6-20 13:54
公司在夏季有富余的低压蒸气（3.5kg原用于管道拌热），用于替代6kg蒸气加入冷冻机用，
可节约能源，避免浪费。
（原来用的是6kg蒸气，冷冻机一开一备；现在用3.5kg，两台一起开，能达到效果；一旦出现异常，可迅速切回6kg蒸气，避免安全隐患）

作者: 不娶 时间: 2008-6-23 18:07
标题: 回复 2楼太平洋的帖子
我认为在重质油塔底循环泵入口前加装一到四个沉淀罐的效果可能会比较好，这样可以免经常清理过滤器之苦，而且使用周期也比过滤器长。

作者: chengkang 时间: 2008-6-23 22:40
savefaith2008 ，你们厂这种情况，如果把分馏塔和回炼油罐连通线打开，回炼油罐的液位就可以控制住，不知你们试过没有。

作者: chengkang 时间: 2008-6-25 19:04
在回炼油泵出口接一条线到油浆泵出口，距离要最短。因为一旦油浆泵抽空，分馏塔底汽液相温度急剧升高，造成塔底因为超温结焦，此线的作用就是这时候投用，暂时缓解一下超温，不过必须反应要降量，单靠回炼油是压不住的。

作者: szqqqt 时间: 2008-6-28 16:52
本帖最后由 lijianhuai 于 2012-3-11 20:30 编辑

2005年，我厂要实现原油加工量３００万吨的目标，焦化装置必须高负荷生产。４月初，焦化装置原料加工量由７０吨／时提高到７２吨／时，装置出现系统操作压力高、炉管壁超温等问题，制约了进一步提量。经过研究后我们找到了制约焦化提量的瓶颈，采取了如下措施：增加分馏塔蜡油六层回流量（蜡油六层回流与原料换热），在保持六层回流量不低于10吨／时的前提下，焦碳塔预热期间，通过开大蜡油三通阀旁路的方法来解决分馏塔热量不足的问题，措施实施后，难题迎刃而解。不但使加工量顺利提高到75吨／时，同时节约瓦斯150Nｍ３／时，为我厂创造了经济效益并节约了能源。还进一步降低加热炉负荷，降低了炉管壁温度，延缓了炉管结焦速度，确保了装置长周期运行。此操作法一直使用至今。

作者: yh8467 时间: 2008-6-29 21:33
回25楼：目前的加热炉都是用加热炉烟气做空预器热源，用蒸汽浪费点！
我们装置以前的冬季伴热都是用10KG蒸汽，每年耗汽量大约1.8万吨，由于装置的3KG乏汽余量较大，后都改由3KG乏汽做伴热，3KG乏汽是装置自产汽，每年节省1.8万吨10KG蒸汽。

作者: yh8467 时间: 2008-6-29 21:50
回32楼：你们的方法不错，有些问题希望回复：流程是不是泵出口到返塔前进行水清洗？缓冲罐怎吗设计的?是不是像一般的脱水罐一样，有液位控制吗？带水怎办？盼回复！
催化分馏塔结盐问题我们厂也遇到过，取盐分析结果是氯盐（络合物），分析可能是油田采油注入的一种添加剂的成分。我们处理的办法从两方面着手，一是常减压装置开好电脱盐，控制脱后原油含盐量；二是适当提高分馏塔顶温度，最好高于塔顶压力下水的[wiki]沸点[/wiki]，让水分能够带盐挥发出去。结垢的成因主要是由于塔顶部温度过低，水不挥发，造成油品盐类在此不断积聚引起的。因此提高塔顶温度，减少塔内水分是操作上的比较好的手段。

作者: aajp1973 时间: 2008-6-30 22:55
减一线回注常二中，增产柴油。
目前，我国炼厂生产的柴油，主要包括直馏柴油和二次加工柴油，而直馏柴油具有性能稳定等的优点，在提高柴油收率方面各地炼厂都采取了许多措施，其中，将减一线回注常二中，引至常压塔回炼是一项很有效的措施，可以有效提高柴油收率。我单位常减压装置减一线由减压塔顶部[wiki]填料[/wiki]下方集油箱抽出与原油换热后，一部分经计量表出装置，另一部分作为塔顶回流返回减压塔。分析减一线馏程其中有50～60％的组分为柴油组分，因此，回炼减一线是可行的。

作者: aajp1973 时间: 2008-6-30 23:01
分馏塔结盐部分发生在塔盘上，有时也能发生在顶循泵流道内，我单位发生过一次，分析原因，措施如下，仅供参考
我装置催化装置分馏塔顶循从29层抽出，温度为124℃左右，经顶循泵加压换热后达到82℃左右返回分馏塔32层塔盘，上升气流中的部分蒸汽由于和低温顶循接触，温度下降达到分压下的露点温度，会有部分水产生，此时油气中在分馏塔底部高温位生成的的氯化铵颗粒形成氯化铵溶液，当这部分氯化铵溶液下流过程中，由于升温部分水汽化浓缩，在分馏塔顶部气速较低时，会有氯化铵析出并集结在塔盘上，形成分馏塔顶部结盐。如果得不到及时调节，塔顶部盐类会越积越多，通透性越来越差，严重时会造成冲塔事故。
目前操作条件下顶循抽出口温度远远高于水蒸气分压下的露点温度，此条件下水不能单独存在，而是以氯化铵盐溶液的形式存在，如果原料盐含量较高，将会把饱和的盐溶液带入顶循系统，在顶回流到达泵入口时温度会有所下降，氯化铵在水中的溶解度会明显下降，会在此析出并聚集在泵的入口或入口管线上，造成顶循量降低。
由于我厂原油盐含量增加，导致电脱盐脱后盐含量上升，直接造成催化原料氯盐增加，同时如果操作条件变化造成顶循抽出、返塔温度低，可能造成分馏塔顶部或顶循泵及入口管线结盐，为了尽量避免分馏塔结盐及一旦结盐后的相应处理，特制定本方案。
二、预防措施
1、氯化物的沸点较高，大多存在于重质原料中，因此原油的电脱盐效果直接影响着常、渣油的含盐程度，从而决定分馏塔顶部塔盘的结晶速度。我厂对于有机氯化物没有处理手段，因此要尽量优化电脱盐操作，保证脱盐后原油含盐指标控制在3.0mg/l以下，从根本上解决催化原料的含盐问题。
2、密切关注分馏塔压降变化情况，注意顶循和柴油抽出温度变化和顶循量变化情况。
3、在催化装置实行夏季生产方案时，分馏塔顶温一般控制在109～110℃，此时尽量将顶循循环量控制在400t/h以上，将顶循抽出和返塔温度控制分别控制在125℃和85℃以上。
4、正常生产时，经过核算催化分馏塔操作条件下的蒸汽露点温度为97～98℃，在实行冬季生产方案时，分馏塔顶温控制不要低于100℃，根据产品质量顶温最好控制在102℃以上，因此要适当补充一部分冷回流，减少顶循环回流，适当增大塔顶负荷，以提高塔顶汽液两相流量，保证较高的温度和油气分压，降低氯化铵析出结晶的速度。
三、结盐后的处理
分馏塔顶部结盐现象：
1、分馏塔压降增加。夏季正常生产时分馏塔压降为0.007MPa左右，冬季生产时因分馏塔回流量增加压降为0.01MPa左右。如果出现非操作原因造成的压降逐渐增加，要及时分析。
2、分馏塔顶温难以控制，温度波动幅度较大，分馏塔有冲塔迹象，粗汽油干点升高，颜色发黑。
3、柴油抽出温度到塔顶温差增加，柴油抽出量不稳，部分柴油组分冲至塔顶。
处理：
方案一：
水洗简图如下

来自粗汽油泵202/2的新鲜水经过新加跨线从冷回流并入顶循系统，混有水的顶循在75℃返塔后，将塔内上升的水蒸气冷凝，水和顶循油下流过程中，冲洗塔盘和降液管内水溶性盐，此盐水和部分顶循油从顶循C212和空冷201/5新加跨线进入容201进行脱水。
具体步骤如下：
1、顶循改为副线控制，切除调节阀G212，调节阀前、后手阀间管线存油放净。
2、将顶油气从换209/6和空冷201/5一组中切除，管线内存油放净蒸汽吹扫。
3、顶循调节阀G212至冷205/5膜式空冷前加临时跨线。
4、粗汽油泵切至202/1运行，泵202/2出口至冷回流调节阀加临时跨线。
5、跨线加装完毕，接到生产调度处通知后，按以下步骤进行水洗：
（1）反应逐渐降量至90t/h，反应深度不变，降量过程中提原料残炭，注意再生器烧焦情况和气压机工况，及时增加二返量，反应注汽量不变，分馏降低顶循量至300t/h。
（2）粗汽油改为分馏岗位直接由0149不合格线出装置。
（3）稳定岗位关闭稳汽H306处出装置手阀，改为三塔循环，压缩富气正常进入稳定系统，注意控制塔302、304塔底温度，同时将换204水冷器投用，控制一中返塔温度。
（4）启泵202/2将新鲜水由冷回流线打入顶循系统，此量无孔板显示，用G213后手阀控制流量，需要凭经验估量在3～5t/h，控制塔顶温度在95～97℃，控制顶循抽出温度在115～120℃，顶循返塔温度在75～80℃，注意顶循泵工况，如果顶循泵有抽空迹象，立即减少注入的新鲜水量。
（5）利用顶循调节阀G212至冷205/5膜式空冷前新加临时跨线，将部分顶循油引入空冷201/5冷却，冷却后进入容201脱水，顶循油随粗汽油进入不合格罐，注意空冷冷后温度≯50℃，引出的顶循油量不要太大。
（6）分馏塔水洗过程中，注意一中量变化，尽量减少一中波动，如果一中量大幅波动，减少水洗量。
（7）水洗过程中，容201水样每隔15分钟化验一次，观察其中Cl－变化情况，以决定水洗时间。
（8）化验项目
项目 Cl- 氮化物 Fe3+ Na+ Ca+ Mg2+ 硫化物
浓度mg/l
（9）水洗后恢复。停止分馏塔注水，提顶温至102～105℃，同时将顶循抽出、返塔温度提至120～125℃和80～85℃，顶循系统继续循环脱水30分钟，之后顶循改为全部返塔，逐渐调整操作至正常操作水平。
（10）降量水洗过程中要缓慢进行，防止大幅波动对塔内构件造成损坏。
方案二：

泵202/1抽容201粗汽油，泵202/2抽新鲜水进入粗汽油系统造成冷回流带水进入分馏塔，降低分馏塔顶温和顶循抽出、返塔温度，由于通过冷回流在顶回流返塔线上打入新鲜水，改变了分馏塔顶部及顶回流中少量氯盐溶液的状态，由饱和状态变为不饱和状态，这样，便会溶解塔盘和顶回流线中聚结的盐类，由于盐溶液的沸点较高，此时会随着分馏塔内回流向下运行，一部分继续进入顶回流系统。另一部分盐溶液继续下行进入轻柴汽提塔。
步骤如下：
（1）容201脱硫水改直接出装置。
（2）容204柴油改为常三油。
（3）启用泵202/2抽新鲜水进入粗汽油系统，新鲜水量以粗汽油计量表增加10吨（实际水量为14吨左右），新鲜水随同粗汽油进入稳定塔301之后进入容301，容301加强脱水。如果因外排污水量增加，不能及时外排，容301改为排地漏控制界位。
（4）逐渐启用冷回流至12t/h，此时冷回流中含水约3t/h，启用冷回流过程中，逐渐降低顶循量控制塔顶温度在102～105℃，同时控制顶循抽出、返塔温度在115℃和75℃左右。
（5）联系调度柴油改不合格罐或通知加氢车间注意柴油加氢原料罐及时脱水。
（6）分馏塔水洗过程中，注意一中量变化，尽量减少一中波动，如果一中量大幅波动，减少水洗量。
（7）水洗过程中顶循备用泵要定期脱水
（8）水洗过程中根据情况可继续增加注水量，同时监测容201水样和轻柴油中含水量及水中Cl－变化情况。
（9）化验项目
项目 Cl- 氮化物 Fe3+ Na+ Ca+ Mg2+ 硫化物
浓度mg/l
方案三：

来自粗汽油泵202/2的新鲜水经过新加跨线从冷回流并入顶循系统，改变了分馏塔顶部及顶回流中少量氯盐溶液的状态，由饱和状态变为不饱和状态，这样，便会溶解塔盘和顶回流线中聚结的盐类，由于盐溶液的沸点较高，此时会随着分馏塔内回流向下运行，一部分继续进入顶回流系统。另一部分盐溶液继续下行进入轻柴汽提塔。
步骤如下：
（1）粗汽油泵切至202/1运行，泵202/2出口至冷回流调节阀加临时跨线。跨线加装完毕，接到生产调度处通知后，进行水洗。
（2）为减少自产柴油带水对油浆泵的影响，容204柴油改为常三油。
（3）启用泵202/2抽新鲜水进入顶循系统，此量控制在3t/h左右。
（4）控制塔顶温度在102～105℃，同时控制顶循抽出、返塔温度在115℃和75℃左右。
（5）联系调度柴油改不合格罐或通知加氢车间注意柴油加氢原料罐及时脱水。
（6）分馏塔水洗过程中，注意顶循泵工况，如果顶循泵有抽空迹象，立即减少注入的新鲜水量，注意一中量变化，尽量减少一中波动，如果一中量大幅波动，减少水洗量。
（7）水洗过程中顶循备用泵要定期脱水。
（8）水洗过程中根据情况可继续增加注水量，同时监测容201水样和轻柴油中含水量及水中Cl－变化情况。
（9）化验项目
项目 Cl- 氮化物 Fe3+ Na+ Ca+ Mg2+ 硫化物
浓度mg/l

作者: aajp1973 时间: 2008-7-1 08:55
催化装置再吸收塔改为顶循油做吸收剂
目前大部分炼厂再吸收塔利用轻柴做为再吸收剂，轻柴做为吸收剂存在以下缺点：
1、富吸收油返塔距离柴油抽出口较近，返塔温度底，冷凝下来的轻组分不能完全挥发出去，进入汽提塔，增加了汽提用汽，同时塔板汽液相负荷增加，还会使汽柴油的分割精度受到影响。
2、贫吸收油和柴油出装置共用一台泵，而正常柴油出装置泵扬程不必太高，但为了使贫吸收油进入再吸收塔，必须选用高扬程的泵，增加电耗，同时容易发生干气倒串。
3、能量利于不合理，贫吸收油进入再吸收塔前还需要用冷却水降温，而富吸收油返塔需要升温，造成轻柴供给除盐水热量下降。

再吸收塔吸收剂改为顶循油，从顶循冷后接出的顶循油温度在40度以下，不需要在进行冷却，引出的顶循油经过新增的一台小泵进行加压，借助原贫吸收油管线进入再吸收塔，富吸收油直接进入顶循循系统，分馏塔顶负荷基本不会增加。
可能产生的有利影响
1、汽柴油重叠减少。
2、解决干气倒串问题。
3、汽提蒸汽减少。
4、虽然增加了一台新泵，但由于轻柴油泵出口压力降低，电耗降低。
5、避免柴油降温、升温过程，能量利用较为合理。
6、C3、C4吸收效率增加。
不利影响
1、C5重组分吸收率下降。
2、干气中C＞2组分要相应增加。

作者: yh8467 时间: 2008-7-1 23:37
机泵排污线的使用
我们装置所有机泵出口都接到机泵排污线，一方面在维修时扫泵方便；另一方面有利于较大热油泵的开启。
最初设计是单独的一条线绕所有泵房一周后去污油灌，由于每次扫泵都要扫通该线，冬季还要加伴热线，运行很麻烦。我们通过改造用一条重蜡油生产线代替机泵排污线，解决了需要频繁扫线的问题，而且不需要加伴热。
现在用起来相当爽。

作者: congzz@163 时间: 2008-7-2 13:55
标题: 小技改，节约大能源
循环水串联改造，我原先所在的装置有两个循环水回路，每路用水量都在500方/小时，其中一路要求冷却温度不高于35度，另一路要求在40左右，根据系统的要求，我将两个系统间加了条跨线，另加一道阀门，实现降低水耗400/时。(为了保证冷却效果，把水量提高了，使前一系统的冷却温度更好)。

作者: zqy19751023 时间: 2008-7-3 17:01
本装置在生产航煤时，产品银片腐蚀总是不合格，主要是由于硫化氢未能完全脱除。分析认为：汽提塔采用塔顶轻油作回流，而该部分油品富含硫化氢，对操作要求极为苛刻，很容易造成银片腐蚀不合格。于是，改用冷却后出装置产品作回流，将塔顶轻油全部送至原料罐，银片腐蚀问题得到解决，航煤产品收率也维持在99％以上。

作者: 清风吹过123 时间: 2008-7-5 08:41
标题: 叶轮切割改造带来大效益
我们经过分析，将个别装置存在泵扬程设计偏高的问题，将叶轮逐一进行切割，
不同泵根据不同情况，在满足工艺条件的情况下，降低泵的扬程，以达到节电的目的，
通过此项改造我公司每年节电达300多万元，改造的泵有初底油泵、常底油泵、催化油
浆泵、焦化辐射泵等。

作者: 清风吹过123 时间: 2008-7-5 09:14
标题: 回收利用废气带来大效益
将常减压装置常顶气、减顶气引至加热炉作燃料，因气体压力低，需
增加抽空气，用蒸汽或高压燃料气作动力抽吸。

作者: 清风吹过123 时间: 2008-7-6 07:14
标题: 回收低压火炬气用导热油加热塔底物料
目前绝大多数酸性水汽提装置汽提塔底采用塔底直接注蒸汽与物料换热，这样蒸汽注入后发生相变，冷凝为水，不但消耗热能多，还会增大塔底净化水量。众所周知，导热油是一种良好的有机传热介质，以导热油为热载体的间接供热技术，在许多行业得到了广泛应用。为利用有限的资源获取最佳综合经济效益，为积极应用与推广节能降耗新技术、新工艺，投资200多万元，改用导热油加热酸性水汽提装置汽提塔底物料，大大降低了蒸汽耗量，并减少了净化水出装置量。导热油用燃料为回收的低压火炬气。

作者: 清风吹过123 时间: 2008-7-6 07:15
标题: 净化水回用
酸性水汽提装置排放的净化水，代替除盐水（加氢精制流程中）循环利用，取得了明显的经济效益和社会效益。也可用于冷焦水补水等。

作者: majingbo 时间: 2008-7-6 14:12
7楼的做法很好，既避免了富气放火炬的浪费，又避免了对环境的影响。

作者: zhuyitou8 时间: 2008-7-6 14:38
我厂盛产沥青，众所周知，理清在储运过程会出现凝固现象，我厂以前一直用蒸汽通过加热盘管将沥青储罐内沥青加热，一年浪费了大量的蒸汽，现在改用热油将通过加热盘管将沥青罐内沥青加热，效果很好，达到了节能降耗的目的。也解决了需要将热油降温而需要的大量循环水。一举两得。

作者: 清风吹过123 时间: 2008-7-8 06:38
能否问一下热油温度多小，如果温度低对加热起不到作用，温度高的话原来用循环水不好冷却。

作者: 清风吹过123 时间: 2008-7-8 06:40
标题: 炼厂回收废气产生大效益
我公司经过分析论证将PSA后产生的CO2进行回收制作干冰或医药中间体。

作者: 清风吹过123 时间: 2008-7-8 13:53
标题: 锅炉改造产生大效益
将老厂锅炉上煤系统改为分层上煤，改造后的情况和效果
1、锅炉接带负荷性能大大提高，燃烧充分，炉膛火焰均匀，炉膛温度提高，又加快了煤的着火燃烧，使煤在炉内燃烧成良性循环。
2、提高了锅炉效率，降低了排烟损失和[wiki]机械[/wiki]不完全燃烧损失。由于煤层疏松，燃烧充分，炉渣排到炉外没有红火，炉渣温度也降低，相对而言，锅炉散热损失也就降低了。
3、维修故障也大大减少。由于火床短，煤到挡渣器处早已无红火的炉渣，这也大大的延长了挡渣器的寿命，挡渣器又不易烧熔折断，漏煤量少，炉排卡死及出渣机故障也显著的降低。基本不用拨火，减轻了司炉工的劳动强度，改善了工作条件。
4、由于煤在炉内通风好，煤层疏松，燃烧充分，鼓进的一次性风得到了充分应用，鼓风机、引风机负荷降低，减少了电耗。
5、改善后锅炉，煤种适应性强。“粗、细粮”都可以吃。为降低煤价，提高锅炉供汽的经济效益奠定了坚实的基础。

作者: net2002163 时间: 2008-7-9 16:17
今年，全厂范围内统计蒸汽减温减压器，我们车间有三台，全部是再生和伴热等部位用的10KG蒸汽，4月份检修都改造为5KG蒸汽，直接用低温位的蒸汽，节约高品质蒸汽。
10KG蒸汽（100）和5KG（20）蒸汽价格差5倍。

作者: hlytyy 时间: 2008-7-9 20:31
回复41楼
1、注水部分就在顶循环泵出口，进冷却器前。
2、缓冲罐放在顶循环返塔前，设计时最好顶循环油从顶上进，然后从顶上出，即缓冲罐内要灌满顶循环油。
3、从罐底进行切水，由于注入水量小，可以手工切水，如果有条件，可以加装自动切水系统，就象容-201一样。
4、只要及时切水，不会存在带水问题。

作者: 夨べ憶 时间: 2008-7-12 14:52
我是常减压装置的。以前我们车间减压装置用的水环真空泵抽真空。。真空泵污水带特别多的减压塔顶轻油和硫化物。。。然而这些污水只经过一次低温油水分离。。。污水就直接排放到河里。。。这样带来很严重的污染。。。河里经常会漂起一层油花。。。
   后来经过多次改造。。。将真空泵抽出的污水经过油水分离过。。。再把污水和减底渣油换热到95度左右。。。。（因为我们有两个减底渣油准却器。所以渣油出装置温度也在控制范围之内）在水冷器后边加一个小的汽提塔。。。。汽提塔汽相再经过冷却回到减顶水封罐。。。下部污水再经过一个小的隔油池之后排出。。。。
   这样的做法相信大家都看的出好处。。。不紧有利于轻油回收。。。污染也减小了。。。还有就是节约了渣油冷却的大部分清水。。。效果可想而之。。。
   我认真的观察过这部分排出去的污水。。。。在50摄氏度的时候。这部分污水也是清亮的。而且汽味也不是十分明显。。。。我觉得这部分污水如果作循环水冷却朋的话应骇也是可行的。。。但是就这样排掉了很可惜。。。。。不知道我的想法是不是错的。          我不了解锅炉。。。如果对水没有要求的话我觉得这部分水也可以引进锅炉。。。

作者: tjshhlych 时间: 2008-7-16 22:10
回复四楼，加氢裂化排废氢是否真的可行？裂化产生的C1，C2等轻组分若进入加氢精制反应系统势必对加氢反应深度造成不同程度的影响，最终也要由加氢精制通过排废氢排出，能否真能做到节能降耗还需斟酌。
加氢装置的低分气可通过增设膜分离或PSA系统回收其中的氢气，同时膜分离尾气或PSA尾气根据性质不同可引至加氢裂化或焦化装置回收轻烃。若低分气压力较高，建议使用膜分离，一是占地面积小、操作简便；另外投资相对较少，缺点是回收率比PSA系统少很多。

作者: cwt8 时间: 2008-7-20 19:28
本帖最后由 cwt8 于 2010-5-19 07:26 编辑

我是重整车间的.厂里为了提高效益，购买了部分粗苯进行掺炼，因为粗苯杂质很多，特别是铵盐，掺炼一段时间后，分馏塔分离效果差，底温提不上来，塔的负荷降低，我们经过大量数据分析是塔盘铵盐堵塞，塔盘没有起到分离效果。我们在塔底换热器出口加了一根除氧水线进行水洗，降低塔压，在回流罐处加强脱水，经过两次水洗，每次2小时后，效果很好，塔的分馏效果好，产品质量好！

作者: 776677 时间: 2008-7-22 22:44
标题: 二密流化风线上加一高压风线
我们厂催化停时十二密流化困难，二密流化风线上加一高压风线，这样二密好流化。

作者: ranma 时间: 2008-7-23 18:43
标题: 停用稳定脱乙烷油泵
一般稳定脱乙烷塔压力比稳定塔要高，可以适当提高脱乙烷塔压力，直接停用脱乙烷油泵。我装置脱乙烷塔压力目前在1.31MPa，稳定塔0.97MPa，停用脱乙烷油泵之后，脱乙烷油量可达100t/h以上，完全能满足生产需要。
缺点是气压机的负荷略有增加。

作者: 776677 时间: 2008-7-23 21:16
标题: 饱和蒸汽改为过热蒸汽
催化斜管松动蒸汽原来都是饱和蒸汽有时带水影响斜管下料，通过改造把饱和蒸汽改为过热蒸汽，斜管下料明显好转。

作者: 277411942 时间: 2008-7-23 22:19
标题: 给解吸塔的进料泵的备用泵上加一条线，解决大问题
我在催化装置吸收岗位。以前由于我们装置停工，稳定汽油压力低，不能将稳定汽油压到不合格汽油罐，针对此问题。车间提出整改计划，先将稳定汽油当作补充吸收剂打到吸收塔在通过泵送到解吸塔，平时解吸塔是靠自压进入到稳定塔，但在开工时，不能自压过去，就通过解吸塔的进料泵的备用泵作为开工时解吸塔进入到稳定塔的动力，而在此泵的出口有一条管线，将此线和不合格汽油线接上，这样就可以节省资源了，降低能耗了。

作者: shiyuyushi 时间: 2008-7-25 19:01
我们车间的火炬每次开停车都要大量排放可燃气体，污染环境还损失大量的原料，后来增加了低温（—20摄氏度）冷凝回收和膜分离回收技术（回收轻烃），每次开停车火炬都很少排放了，达到了节能减排的效果。

作者: aajp1973 时间: 2008-7-29 14:12
停分馏塔底搅拌蒸汽
我装置将分馏塔底搅拌蒸汽停掉，使用油浆搅拌，产品质量没有影响，分馏塔底没有发生过结焦，节约了蒸汽，减少了污水量

作者: ceybwang 时间: 2008-7-29 20:58
标题: 回复 68楼 aajp1973 的帖子
请教

请问一下您所说的分馏塔是哪个装置的呢？据我所知，就大多数装置而言，分馏塔底通蒸汽的主要目的是降低油气的分压，以便使轻组分容易分离出来，如将塔底所通蒸汽停掉，同等情况下势必要影响轻组分的产量，请问您是如何保证轻组分产品的产量和质量呢:loveliness:

作者: zhch2008 时间: 2008-7-29 21:34
标题: 斜管下料有时不好
我厂由于装置小，滑阀变径处较细，斜管下料有时不好，滑阀变径处松动点加付线，当滑发压降变大，斜管下料不好时，开付线。

作者: aajp1973 时间: 2008-7-30 07:52
回69楼，我说的是催化分馏塔，因为反应注气量较多，停掉没有问题，我们这里因为柴油直供加氢，柴油汽提塔汽提蒸汽也停掉了，只不过油气分压有所升高，稍将降顶温即可

作者: fengshuangxue 时间: 2008-8-1 13:56
我厂加氢裂化装置回收凝结水，进注水罐做加氢注水用，节省了大量水资源。

作者: 坐看云起 时间: 2008-8-1 17:58
我厂净化水用在电脱盐注水、加氢注水、焦化炉注水、还有绿化，净化水不够用。

作者: fengshuangxue 时间: 2008-8-2 08:22
我们厂加氢裂化装置为回收放火炬气体，在分馏塔回流罐去火炬线基础上，增设一条管线去加热炉，既减少了火炬气的排放，又节省了燃料。

作者: shaohaoan 时间: 2008-8-2 11:36
我装置锅炉为燃油锅炉，开工时烧的是常压渣油，非常可惜，后来经过改造，将催化裂化油浆系统内经换热后的部分油浆改到锅炉，停烧渣油，改烧油浆，但是要注意油浆内的固含量不能超标，否则很容易磨损锅炉机械雾化片。

作者: bluesky0113 时间: 2008-8-3 10:47
我们催化装置的含硫铵污水罐底设计有两台泵,一台外送污水、一台用于反应注急冷水。后来经过小改造，加了一条小跨线将污水外送管线与急冷水注入线联起来，使污水外送泵同时具备了反应注急冷水的作用，节省了一台泵，有利于节能降耗。

作者: 虾米 时间: 2008-8-5 13:24
标题: 液化气脱硫改造溶剂分配器调高效果
我也来一个：
我们装置液化气脱硫效果一直不好，本来想更换填料或换成筛板，但是工期较长，花费也挺大，后来通过把溶剂分配器重新设计更换，就满足了现有的加工量及脱硫效果。

作者: zhaocbin 时间: 2008-8-5 14:45
标题: 提升管底部放空线改为水平位置
提升管底部放空线原为朝下方向，就在开工及故障后回复开车需转剂时，排空往往被衬里块和催化剂堵塞，很难处理通，又很危险；改在**兰上部水平位置加一DN150阀后，不容易堵塞，需要放空排凝时，一开就能畅通，不通也很好处理，大大缩短了转剂回复操作的时间，为转剂创造了良好的条件。

作者: zhaocbin 时间: 2008-8-5 14:53
标题: 油浆线上增设多个阻垢剂注入口、冲洗油与阻垢剂线配一跨线
由于阻垢剂注入口经常堵塞，处理又非常危险，我们在油浆泵出、入口线上增设了3个注入口，一旦堵塞可以切换，检修时再处理通；另外，我们把仪表冲洗油泵出口线与阻垢剂线配一跨线，当阻垢剂线不畅通时，用冲洗油冲洗顶通。

作者: net2002163 时间: 2008-8-6 10:16
最近我们柴油加氢改造，增加了一条原料线。
把烯烃裂解C9作为柴油加氢原料加工，解决了烯烃C9出厂困难。

作者: lhy9804 时间: 2008-8-8 10:26

1、净化水回用改造

为进一步将北区60t／h酸性水汽提装置所产生的净化水回收利用，将产生的净化水回用到南北区焦化除焦水池、南北加氢装置，每小时回用20.5吨。

2、催化装置凝结水回收改造

为将催化装置所产生的凝结水回收利用，将产生的

凝结水回用到除氧器，代替除盐水，每小时回用10吨。

3、催化装置锅炉排污水改造

为进一步将催化装置锅炉排污水回收利用，作为除焦水池除焦水，达到节能减排的目的,同时减少北区污水处理装置负荷，每小时回用3吨。

4、南北区凝结水回用改造

为将南北区焦化装置及重油罐区所产生的凝结水用作南北区循环水，每小时回用15吨。

5、干气制氢装置锅炉排污水改造

现干气制氢装置废热锅炉排污水直接排入装置区地沟，排污水水质较好，造成公司排污水量大，回用作循环水，每小时回用5吨。
6、清水池污水返循环水池改造
为进一步将污水净化后回收利用，将公司南区污水场处理后的净化水返回到循环水场，作为循环水用，达到节能减排的目的，每小时回用5吨。

作者: 脂玉良工 时间: 2008-8-8 10:40
常减压装置燃料油系统改造

原因：原燃料油系统采用常渣泵去燃料油线，弊端：1、燃料油浪费，烧掉大量蜡油。2、为了保证燃料油压力，常底泵无法安装变频。3、常渣温度高，需投用水冷器，火嘴易结焦。
改造：1、找装置上闲置储罐作为燃料油罐。2、引减压渣油、减二三线蜡油经阀组到燃料油罐。3、采用单独燃料油泵。
结果：1、节约能源，减压渣油占燃料油绝大部分，蜡油只起到调和粘度的作用。2、常渣系统因变频安装压力降低，减少安全隐患。3、常底泵安装变频，节电。4、减压渣油和蜡油引自温度相对低的地方，减少火嘴结焦。5、燃料油系统相对独立，减少了因常压系统不稳造成的波动。

作者: 脂玉良工 时间: 2008-8-8 10:54
常减压装置缓蚀剂、破乳剂系统改造

原状：破乳剂、缓蚀剂采用间歇式操作，各有两个配置罐，配好溶液后备用。溶剂采用人拎或用风压。

弊端：间歇式操作，劳动强度大，操作工容易偷懒，加入量不好掌握。塔顶防腐不稳定。

改造：采用单配置罐，在罐上安装液位变送器。稀释水管线上安装调节阀，与罐液位相连。缓蚀剂、破乳剂原液采用计量泵向罐体内滴加，技术人员调好注入量后严禁操作人员调整。为了保证溶液浓度混合充分，可加入风搅拌。

结果：操作平稳，投资少，只安装计量泵两台（每台4000左右）、调节阀两台（利旧）、液位计两台（利旧）。减少了操作工的偷懒，操作工基本上没有复杂的操作。

作者: 脂玉良工 时间: 2008-8-8 10:59
常减压装置塔顶污水回用
原状：常顶、减顶污水直接排放，没有回收利用。

改造：通过分析，常顶减顶污水大部分为蒸汽冷凝水（汽提、抽空），性质类似于软化水。通过利用储罐，将这部分污水简单存储后，引到电脱注水泵前，作为电脱盐注水。节省了软化水的用量。

作者: luzhuyidian 时间: 2008-8-10 12:20
我司一催化装置因改造再吸收塔，增加了高度，原轻柴油泵不能同时满足外送至油品和再吸收塔的压力要求。于是对泵进行了串联，就是A泵的出口加一根管线到B泵的进口，启动两台泵，完全能满足要求。缺点是对B泵的机械密封有高的要求，且易发生损坏现象。

作者: zhaocbin 时间: 2008-8-11 07:44
标题: 提高重油、劣质油电脱盐效率的办法
对于山东地炼和掺炼重油的厂家，由于原料比重大（0.94左右）、粘度大，而且性质变化频繁，只靠增加电脱盐温度（140度），改进破乳剂是不够的，根据经验，在入电脱盐罐前的原料线上注入5%以下的柴油组分，用来稀释重油，降低粘度，可大大提高脱盐效果。而这部份柴油组分又回到初馏塔、常压塔蒸出来，几乎不损失，只是在系统内循环。

作者: 脂玉良工 时间: 2008-8-11 08:28
我们常减压换热系统是根据轻质油设计的
原状：在加工劣质重油的情况下，由于轻油收率低，造成一换温度达不到，在110度左右。电脱盐不好操作，原油乳化严重。

改进：电脱盐后原油第一组换热器为减压渣油换热器，温位较高。于是通过流程改动，将这组换热器改为既能够作为二换第一组换热器使用，也能够作为一换的最后一组换热器来使用。

结果：通过改进，在加工重质油的时候，通过换热器的改动，做到了一换后温度的调节，根据不同油品调整不同操作电脱盐温度，提高了电脱盐的脱盐效果

作者: 白丁 时间: 2008-8-11 14:02
急冷油注入点原来是在焦炭塔顶出口油气线上，油气线结焦较严重，
急冷油改在塔顶注入后结焦现象有很大好转，一年不结焦

作者: 776677 时间: 2008-8-12 17:27
催化炉-101停工时经常里面落入很多催化剂很难清理，对此我们在炉-101底加一个Dg-150的阀门当停工时开此阀门催化剂很容易从里面流出流出。

作者: 776677 时间: 2008-8-14 16:59
我们厂催化装置开工是由于刚开工是稳定系统压力低，稳定塔液位高不好控制，难以外送调整时间较长，对此我们再补充吸收剂泵出口加一汽油外送线，当稳定塔液位高不好控制时，开泵便可，缩短开工时间。

作者: lzzhang1974 时间: 2008-8-16 15:08
我们100万吨/年柴油加氢精制装置停用了分馏塔底重沸炉，改为吹蒸汽汽提，不仅节约了大量的瓦斯，也节约了塔底循环泵的电量（220KW），装置能耗现不超过14KgEo/t，效果显著。

作者: 776677 时间: 2008-8-16 21:30
本帖最后由 chengkang 于 2009-6-4 12:53 编辑

我们厂待生滑阀、双动滑阀原来阀道都是吹扫蒸汽，当吹扫蒸汽由于蒸汽带水易堵塞孔板，冬天已造成吹扫蒸汽冻凝现象，对此我们用净化风代替阀道吹扫蒸汽，避免蒸汽带水现象，延长开工周期。

作者: 头昏的人 时间: 2008-8-18 17:35
标题: 说一个不知道是不是常识
碰到过，轻质油储罐放空阀每年挥发不少，可以把放空阀接到一个装有非标柴油的小罐里，这样就会被柴油吸收，避免浪费。

作者: 水长寿 时间: 2008-8-19 17:25
标题: 催化裂化
1.原状：停工时再生器内因有衬里、焦块等，使催化剂卸剂线堵塞，影响卸剂。
改造：在再生器卸剂口加一过滤网，可滤掉杂物，使问题得到解决。
2.原状：停工时外取热器内的催化剂难以卸净。
改造：在外取热器放空线上加一卸剂线，引至再生器卸剂线上，辅助以平衡催化剂罐的抽真空系统，可将外取热器内的催化剂基本上卸净。
3.原状：我装置原料在原料罐区沉降时间短，带水严重，原料罐内温度低，容易使进料泵抽空。
改造：将油浆和回炼油各加一条线，引至原料罐内。如果原料罐内温度低，可以根据情况，把油浆或回炼油改至原料罐内，提高原料罐内原料的温度。

作者: 水长寿 时间: 2008-8-19 17:34
标题: 催化裂化
原状：滑阀冷却水用新鲜水或循环水，直接放空。
改造：把湿冷用除盐水引至滑阀，用后返回除盐水罐，基本不会影响湿冷的冷却效果。

作者: meizp 时间: 2008-8-21 13:30
装置现在低温热很多，建立炼油低温热水站，完善低温余热回收流程，回收常减压、催化裂化和延迟焦化装置的低温余热，全部或部分替代气分装置耗用的蒸汽，降低炼油能耗。用除盐水作为热媒水回收催化裂化顶循、塔顶油气和延迟焦化蜡油的热量。

作者: meizp 时间: 2008-8-21 13:34
目前，许多炼油企业重整的瓦斯气是排放火炬系统的，但其中有较大的c3\c4组成，炼化企业可优化焦化装置操作，优化催化重整、气柜单元的工艺流程，减少高压瓦斯中的液化气组份，回收液化气，把他们引到催化气压机入口，回收其中的c3\c4组分，同时缓解瓦斯过剩放火炬的矛盾。

作者: 776677 时间: 2008-8-23 10:13
原来火炬中间罐残液都是排掉，极不安全又污染环境，对此我们在罐底加一条管线、配一泵，把残液打入催化分馏塔油气分离器中。

作者: lyg88839 时间: 2008-8-24 17:52
标题: 小技改大效益
含硫污水污水经过加压汽提后，净化水做为蒸馏电脱盐的注水，可以节约新鲜水的用量，减少含硫污水的外排量，效益大大的。

作者: hongchendao 时间: 2008-8-26 20:34
标题: 回收低压气
在装置低负荷情况下，常减顶气压缩机也在低负荷情况下运行，对设备的使用是极为不利的。同时低压火炬管网大量低压瓦斯排放火炬（尤其是焦化装置大吹汽操作时），造成环境污染，损失增加。在这种情况下，将常减顶气压缩机入口分液罐顶部安全阀付线阀打开，利用常减顶气压缩机回收低压火炬管网瓦斯气，送至下游装置脱硫进入高压瓦斯系统。我装置采用该方法后，每小时回收瓦斯气800标立方米，效益可观，装置稳定。

作者: laiquanchang 时间: 2008-8-26 23:49
100楼的“目前，许多炼油企业重整的瓦斯气是排放火炬系统的，但其中有较大的c3\c4组成，炼化企业可优化焦化装置操作，优化催化重整、气柜单元的工艺流程，减少高压瓦斯中的液化气组份，回收液化气，把他们引到催化气压机入口，回收其中的c3\c4组分，同时缓解瓦斯过剩放火炬的矛盾。”很不错，我们厂是把所有加氢的塔顶气去专门的轻烃回收装置回收液化气后剩下的气体通过螺杆压缩机打入到瓦斯系统中。
我们厂的注水都用的回收净化水，主要分为加氢和非加氢两条线，注意千万别串了哦。
我们制氢装置的净化水现在是冷却后去凝结水站，由于铁离子偏高，造成除盐水站再生次数增加，现在正准备单独处理后进入除盐水站。
前面有兄弟说加氢裂化的废氢排放直接去加氢精制反应系统，我们原来也想上的，但是考虑到高压到低压系统的安全性。而且废氢排放的量不够加氢精制用，造成两边新氢机要同时开，只好上见效快的往复机无级气量调节系统。

作者: 老倒班职工 时间: 2008-8-27 19:50
标题: 回复 1楼 zhuyitou8 的帖子(气分凝结水的利用）
气分装置的个塔底重沸器产生大量的凝结水，回到凝结水罐，然后通过泵打回锅炉再利用。而在冬季，气分装置的各回流罐液面计都需要增加伴热线，然而直接使用蒸汽不仅会造成大量的蒸汽浪费，还会使液面计温度超高，反而造成观察不便，改造后，将凝结水泵出口跨到伴热线上，使用高温的凝结水伴热，不仅满足了气分装置伴热线的需要，还为临近的装置提供了部分的部分的伴热，当气温极低的情况下，再串入部分部分蒸汽，完全可以满足伴热的要求。

作者: meizp 时间: 2008-8-29 14:48
利用蒸汽监测管理模型，跟踪、发现蒸汽管网的运行问题，优化蒸汽使用。这是中石化炼油事业部检查工作提出的项目，实施以后效果还不错。

作者: meizp 时间: 2008-8-29 14:51
炼油装置锅炉可以采用降低燃料油泵出口压力，降低电耗；改进CO锅炉油枪型式，提高油枪的燃烧效率；降低CO锅炉烟气氧含量，减少锅炉排烟损失，提高锅炉效率三个方面提升锅炉效率。

作者: meizp 时间: 2008-8-29 14:58
标题: 水动风机冷却塔-----可以推广的节能项目，用在循环水系统
本帖最后由 lijianhuai 于 2012-3-11 20:44 编辑

水动风机冷却塔是一种新型的高效节能型冷却塔，其核心技术是微型双击式水轮机。在水动风机冷却塔中，水轮机用于取代电机作为风机动力源，使风机由原来的电力驱动改为水力驱动。水轮机的工作动力来自水泵的富余扬程，并在保证水轮机技术参数时水泵电耗不变。水轮机的输出轴直接与风机相连而带动其旋转，达到节能目的。合理的利用该项技术可对任何带有风机电机的冷却塔进行节能改造。
水轮机主要工作部件是叶轮，叶轮接受了流体的能量，使叶轮旋转，其中叶轮带动风机叶片，采取的水轮机是双击式水轮机，其旋转叶片之间水流有自由表面，不会对叶片产生气蚀，延长使用寿命；转轮前后水流没有压差；集中用速度能对叶片两次冲击，能量的转换效率较高；水流变化较大时适应能力较好；立轴布置更适合冷却塔的特殊空间及电机减速器原位更换；增设尾水管，回收能量为布水服务。

作者: bluesky0113 时间: 2008-8-29 21:36
我们催化装置原来设计上吸收塔有四个中段回流，就需要四台泵、四组冷却器（循环水冷却）。但实际操作显示，换热器进出口温差有的基本在1--2度，没有冷却的必要。现在停用了两组，相当于两开两备，对操作基本没有影响。节约了循环水和两台泵！

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