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[讨论帖] 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)

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297347 |949
天山望月VIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP山东省
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我也说一个,原来我们的循环氢压缩机没有一返一(出口反入口)我们每次开压缩机都需要两三个人一起配合开压机,通过技改在出口和入口之间加了一个DN80的闸阀后,开压机的繁琐工作得到了极大的改善,一个人就可以完全开启压机了。

 

发表于 2010-7-21 18:29:14

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gaoydVIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP浙江省
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催化装置节能方面太多太多,由于接触有限,也说几句:
一、平稳操作,减少开停工
二、优化原料、催化剂和操作条件减少焦炭产率
三、具体有如下
1、设置余热锅炉对催化再生烟气进行热量回收。
2、根据工程实际情况和技术经济条件,装置之间、装置与系统之间最大可能的进行热联合;
3、按质产汽、按质用汽,以低压汽用量定高压汽用量,达到蒸汽的逐级利用和平衡;
4、经济合理地回收工艺物料余热,全厂统一规划低温余热的回收和利用;
5、采用新型高效机泵、高效传热设备,提高能量转换、传递的效率和能量回收率;
6、热设备和管道采用新型高效隔热材料,减少散热损失;
7、装置的设备平面布置尽量紧凑,以减少散热损失和压力损失。
8、在再生方案有利于回收烟气压力能的基础上,选取恰当的再生压力,并通过主风、烟气系统流程及平面布置的设计优化,降低主风及烟气系统的压降及温降,从设计上保证最大限度的回收烟气压力能。
9、利用热水循环,收集分馏塔顶油气、分馏塔顶循环油、分馏一中油等低温热,供其它装置作为热源。
10、装置内合理安排换热流程降低循环水用量,尽可能多采用空冷器,以降低装置的水耗。
11、在设计选型时,单段再生优于两段再生;在单段再生型式中,两器高低并列优于两器同轴,建议尽量选用两器高低并列、单段逆再生型式。由于两段再生形式烟气能量利用不理想,从能耗利用角度出发新装置设计时尽量少采用并列式两段再生工艺。对现有的两段再生装置中,一再不回收CO化学、二再烟气不进烟机的装置应适时予以改造,回收二再烟气的能量,做到烟气全部进烟机;但是在超重油催化裂化则选用二段富氧再生。
12、优化再生操作,控制合理的耗风指标。对完全再生型式,以再生器为边界线,控制耗风指标不高于12.0Nm3/kg焦炭;对不完全再生装置,优化CO锅炉的焚烧配风比例,监测锅炉后烟气氧含量,控制补风比例不严重过剩;
13、改善再生[wiki]催化剂[/wiki]溢流口设计,控制循环催化剂烟气携带量。催化剂脱气不理想,将造成富气中的氮含量升高,增加气压机和吸收稳定的能耗,也是安全隐患。建议监测控制干气中的空气含量不高于20%(v),严重时必须改善脱气设计,提高脱气效果;
14、在装置(改造)设计中,选择与主风机能力匹配的烟机,避免由于烟机选型过大,导致烟机常不能发电,或者选型过小,烟气部分排空;
15、设计烟机时应充分考虑使烟机能力完全与装置能力匹配,在加工量低于设计工况时,采用改小叶片、减小围带面积等办法,增加烟机本体压力降,减小其入口蝶阀的压力降,提高能量回收率;在满负荷生产的工况时使用原设计的大叶片和围带,使烟机能保持在最佳工况点附近运行。
16、设计或改造时,充分考虑两器与主风机组的相对位置,避免距离过大,减少压力能及热能损失;合理排布主风与烟气管线,减少弯头数量;
17、[wiki]设备[/wiki]管理与工艺管理相结合,对现有的烟机组织攻关,解决振动问题、临界工况下的齿轮箱位移漂移问题,实现烟机发电;
18、设有主风入口过滤装置的机组,要及时更换过滤介质,尽量提高主风机入口压力,降低主风机压缩比;
19、尽量降低再生回路的压力降,提高烟机入口压力,控制主风机出口至烟机入口压力降不高于90kPa,提高烟机做功,做到烟机发电。每10kPa的压降将造成180~250kw的能量损失;
20、装置(改造)设计时要统筹考虑余热锅炉及再生烟气管道的通流能力与加大烟气流通面积增加的投资之间的关系。设计管径相对较大的主风烟气管线,减少管路压力损失,提高入口(或降低出口)压力,提高烟机的膨胀比;
21、主风机出口单向阀在设计选型时尽量选用压降较小的强开强关型;随开随关型的单向阀压降较大,其压降一般在10 KPa左右;随开强关型,压降为5KPa左右;强开强关型的压降最低,为1-2KPa左右。目前随开随关的较多,占50%左右,随开强关占 10%,强开强关的有40%。如能全部改为强开强关型式,对规模140万吨/年的催化裂化装置而言,如其主风机功率为10000kw,能回收的功率可240kw;
22、主风机出口管线尽量避免主风流量调节阀节流,调节阀开度一般控制在50%以上;
23、控制合适的主风分布器的压降,一般控制在6~10kPa。对于压降较大的主风分布器,应及时调节开孔率,在不影响布风的条件下尽量减少分布器压降;
24、在保证再生操作正常的状况下,控制较低的催化剂床层料位,减少床层压力损失;
25、选用压降较小的再生器旋分器和三旋,适时调整三旋开孔率,控制较低的旋分压降,例如PV型的内旋和PDC系列的三旋等成熟的技术;
26、取消再生器出口烟气管线上喷汽、喷水设施,减少再生烟气的温降损失。老烟机改造时选用新型材质,耐温应在706℃左右,提高烟气温位,消除烟机对烟气较低温度要求,同时可以减少膨胀节的[wiki]露点[/wiki][wiki]腐蚀[/wiki];
27、选择尽可能小的临界流速喷嘴直径,减少烟气损失。应控制临界流速喷嘴烟气泄放量在3%~5%,采取耐磨层堆焊技术,减轻磨损程度;
28、正常操作时烟气旁路蝶阀保持全关、烟机入口蝶阀、闸阀保持全开。避免蝶阀、闸阀节流的操作模式;
29、加强烟道保温,保持再生器出口至烟机入口温降不大于30℃;
30、控制适量的轮盘冷却蒸汽,原则上应控制不大于1.5t/h,避免过剩;
31、使用中压过热蒸汽替代1.0MPa低压蒸汽作为烟机轮盘保护蒸汽,有利于延缓轮盘结垢,提高烟机运行周期;
32、保持适当的再生器壁温,减少散热损失。加工含氮的焦化蜡油的催化裂化装置再生器壁温一般控制在 ?  ,加工含氮原油的装置再生器壁温一般控制在 ?  ,原料性质较好的装置再生器壁温控制在 140~160℃。;
33、再生器内、外取热器尽量发生中压或者高压蒸汽。避免中压蒸汽系统发生低压蒸汽,或者由于机组不匹配,中压蒸汽直接减温减压作为透平动力蒸汽;
34、选择理想的锅炉吹灰设施,控制余热锅炉的排烟温度不高于180℃,三年以上的长周期运行装置应控制排烟温度不大于220℃;
35、选择合适的余热锅炉取热面积,充分回收各温位烟气热量。保证足够的省煤段面积,控制排烟温度;保证合适的过热段面积,保证过热蒸汽的温度;
36、充分回收烟气余热,锅炉旁路蝶阀开度控制为零,并增加水封设施;
37、临界喷嘴的烟气直接排入烟囱,减少余热锅炉积灰。由于这部分的烟气含有大量的细粉催化剂,静电吸附能力强,容易造成余热锅炉的炉管积灰,导致旁路蝶阀打开,减少了烟气余热的回收比例,应把这一股烟气直接排入烟囱;
38、增设四级旋风分离器,减少临界喷嘴的磨损。未设四旋的装置,由于烟气粉尘含量大,临界喷嘴磨损严重,随着开工周期的延长,临界喷嘴直径会逐步增大,增加了烟气跑损,减少了烟机回收烟气流量,应考虑增设四级旋分器;
39、锅炉采用水热媒技术,为余热锅炉、内外取热器、油浆(回炼油)蒸汽发生器提供高温除氧水,减少露点腐蚀,进一步降低余热锅炉排烟温度;
40、补充燃料的CO锅炉核算补风量,增加鼓风机出口流量变频控制系统,避免风量过剩,控制合理的耗风指标;
41、控制原料油金属和盐的含量,盐含量应控制在3mg/L以下,金属含量应控制在Ni+V<15ppm,减轻对催化剂的污染,减缓分馏塔结盐速率,降低由于污油回炼造成的能耗;
42、控制较高的原料油预热温度,应控制不低于195℃,改善雾化效果,降低生焦率。
43、选择先进的提升管出口快分结构型式,提高快分效率,后部设置一级旋分器,降低快分压降;
44、选择先进的沉降器旋分器结构,提高效率的同时降低旋分器压降;旋分效率较好的只需要设置一级旋分器;
45、谨慎使用终止技术。从能耗的角度出发,不推荐催化装置采用终止技术,对于采用终止技术的装置,应尽量少使用净化酸水尤其是软化水作为终止介质。
46、加强大油气管线和分馏塔入口的保温设计与管理,在入口法兰处增加保温,设置防雨措施,减少由于结焦造成的压降;
47、选择合适的分馏塔顶油气线管径,减少油气线压降。反再系统扩能改造后,应及时改造分馏塔顶油气管线,避免由此引起的压降损失;
48、分馏塔顶油气后冷器尽量选用折流杆式、螺旋扁管式等高效、低压降的换热器,减少换热引起的压力损失;
49、选用雾化效果较好的提升管进料喷嘴,如UOP的Optimax进料喷嘴,降低生焦率,降低干气产率;
50、控制合适的雾化蒸汽比例,馏分油催化雾化蒸汽占总进料量的2~4%,重油催化约占5~7%,过大的蒸汽比例不仅增加装置能耗,还会导致喷嘴线速过高,剪切破碎催化剂;
51、控制合适的汽提蒸汽的比例,控制汽提蒸汽用量为2~4kg蒸汽/t催化剂;可以通过再生温度的变化选择最佳比例的汽提蒸汽;从操作上改变汽提蒸汽越大汽提效果越好的观念,优化蒸汽用量;
52、选用汽提效果较好的多段汽提结构。同样汽提效果下,多段汽提比单段汽提的耗汽量要小;
53、采用提升管预提升段流化分布器,改善预提升段底部的流化状况,提高流化质量,降低预提升蒸汽消耗;
54、在气压机能力允许的情况下,使用干气预提升、干气雾化技术,减少蒸汽消耗,减少低温余热的损失;
55、停用长期闲置的喷嘴保护蒸汽、MIP开工保护蒸汽等;
56、以满足喷嘴前压力为前提,选择合适的原料油泵出口压力,泵出口压力过高应及时切削叶轮,避免扬程过剩,节约电能;
57、对照设计尺寸,严格检查反应器和沉降器的蒸汽锐孔板直径,避免过大,吹坏设备、增加能耗;
58、充分利用分馏塔顶循环回流,减少或不用冷回流,减少由于冷回流造成的反应回路压力损失,同时顶循量增加以后可以提高顶循返塔温度,延缓分馏塔结盐;
59、适当增加分馏塔中上部开孔率,在控制产品切割质量的同时降低分馏塔压降;
60、在设计时,避免分馏塔顶油气管线爬坡;现有的不合理设计,要选择适当时机改造;
61、油浆循环泵和油浆外甩泵分别设计。外甩油浆由于流程较长,需要的扬程较高,流量较小,可以设置1.0MPa左右的油浆泵;循环油浆由于流程较短,需要流量大扬程低的油浆泵。可以考虑分别设置油浆泵,最多只保留一台高扬程大流量的油浆泵,降低油浆泵的电耗;
62、充分、合理地利用油浆的高温位热量。发生中压蒸汽,避免发生低压蒸汽或者中压减温减压到低压蒸汽使用;与常减压热联合,提高原油换热终温;避免高温位热量低能级使用,例如加热除氧水等;
63、回收分馏塔中段循环回流的热量。一中作为稳定塔热源,二中发生中压蒸汽,解析塔底热源采用1.0MPa蒸汽;
64、采取积极有效的措施在保证目的产物收率的同时降低干气产率,减少再生催化剂中烟气的携带量降低气压机能耗;
65、减少气压机反飞动操作。设计时应考虑气压机合适的负荷;低处理量时可以采取干气预提升、干气雾化的操作方式,减少反飞动流量,正常操作时气压机入口反飞动流量为0Nm3/h;
66、气压机机间凝液用泵打入气压机出口凝缩油罐,避免自压入气压机入口粗汽油罐,增加气压机负荷;
67、改善粗汽油罐破沫网的设计,减少破沫网压降;
68、合理调整分馏塔各中段取热比例,尽量多利用高温热,减少低温余热的损失;
69、采取装置热联合回收顶循环回流、柴油和塔顶油气的低温余热。分馏塔顶油气先与低温热水换热,再经循环水或其它介质冷却,回收塔顶油气的低温热;顶循环回流应加热除盐水或除氧水,也可以直接作为气分的热源,避免用循环水或空冷直接冷却;柴油应与原料油或低温热水换热后作为气分热源或替代蒸汽除氧;
70、尽量发挥顶循环回流的作用,减少或不用冷回流操作,减少冷回流操作带来的气压机入口压力的下降。10kPa的压降大约有400kw的功耗增加;
71、顶循与气分装置进行热联合,利用加热热水回收塔顶油气低温余热,没有塔顶油气低温热回收工艺的装置不推荐提升管中止介质使用水;
72、催化裂化原料实施装置热联合供料。蜡油和渣油供催化裂化时都应该热供,减少输转热量损失,油浆只作为最后一级加热,多余热量发生蒸汽或与常减压热联合提高原油换热终温;
72、优化吸收操作,避免过度吸收。控制合适的吸收塔补充吸收剂流量,避免过度吸收;补充吸收剂和出装置的稳定汽油分开冷却,提供温度较低的补充吸收剂;根据室外温度变化,及时调整空冷风机等冷却器负荷,避免过低的吸收温度;
73、以液化气C2含量为限制因素控制解析塔底温度,避免过度解析,因为过度解析则造成解析气流量过大,导致吸收系统冷却负荷上升;一般情况下应控制解析气的流量不能大于干气流量;
74、气分装置的C2泄放气应到吸收稳定系统回收其中的丙烯。C2塔和原料气缓冲罐的泄放气中丙烯含量很高,丙烯含量一般在50~80%之间,催化裂化车间应配合引进吸收稳定的凝缩油罐,回收其中的丙烯和液化气组份,不应排入低压瓦斯管网;
75、气压机选型时应尽量选择效率较高的背压蒸汽透平形式;因为蒸汽平衡需要必须选择凝汽透平时,也要选择效率较高的透平机组;
76、选择密封效果较好的放火炬控制阀,减少低压瓦斯泄漏。放火炬控制阀容易泄漏,富气排入低压瓦斯管网,不仅造成回收能耗,而且引起系统硫腐蚀;
77、控制沉降器顶到气压机入口压降不大于80kPa,提高气压机入口压力,减少动力蒸汽消耗。一般情况下,对效率为50%的气压机而言,每10kPa的压降将会导致100kw的功耗上升;
78、解析塔采用冷热分进料方式,改善解析效果,降低解析塔耗能。冷进料进解析塔上部,热进料在下部进料,可以改善解析塔工况,减少解析塔低热源需求,减少解析气流量;
79、以干气中C3组份含量为限制因素,控制合适的气压机出口压力。太高增加了气压机的功耗,太低又不利于吸收塔操作;
80、控制稳定塔顶[wiki]回流比[/wiki]1.7~2.0,减少塔顶排弃能;
81、以汽油蒸气压为限制因素,控制较低的稳定塔底温度,尤其是热源不足时,要减少稳定塔底热量需要;
82、优化解析塔和稳定塔的压力,停用脱乙烷汽油泵。增设脱乙烷汽油直接进稳定塔的流程,控制解吸塔压力比稳定塔压力高0.2MPa以上,停用稳定塔进料泵;
83、优化脱硫再生塔的操作,减少蒸汽消耗。部分催化裂化装置包括气体脱硫装置,根据再生塔热量平衡核算,目前大部分装置的再生塔底重沸器蒸汽严重过剩,一般情况下应控制在2t/h以下,降低蒸汽消耗;
84、加强对循环水的管理,控制循环水温升不低于8℃。加强循环水质量的控制,防止循环水结垢或腐蚀;监测每一台循环水冷却器的回水温度,确保每台换热器循环水进出口温差在8~12℃,控制总的循环水温升在8℃以上,凝汽式透平也应以真空度满足要求为前提,控制适当高的循环水温升;
84、优化低温余热流程,在装置内自设除氧器,利用装置低温余热加热除盐水,减少除氧水用量,降低装置能耗;
85、加强取热器、蒸汽发生器汽包产汽的专业管理。以除氧水质量合格为前提,尽量减少除氧水的定、连排流量,控制水汽比1.05。据调研,个别装置的水汽比达到1.2以上,应控制在1.05以下;
86、采用变频调速技术,减少机泵电耗。对负荷变化较大的装置或个别流量变化较大的机泵,采用变频调速技术,避免“大马拉小车”,节节约电力消耗;
87、定期清洗空冷翅片,提高冷却效果。吸收稳定和分馏塔顶的空冷器要定期清洗翅片管外壁,减缓因为结垢引起的传热效率下降,避免因结垢造成热风返混的现象发生;
88、选用合适的空冷器,避免消耗过量的软化水。在干湿联合空冷的选用上,要关注除盐水的消耗比例,与供应商一起解决除盐水消耗过大的问题;选择空冷时,避免选择大量消耗除盐水型式的空冷,如膜式空冷等;
89、加强安全阀、放火炬阀的管理,减少低压瓦斯生成量。选用密封效果较好的放火炬阀和安全阀;监控放火炬阀和相关安全阀前后温差,严格控制低压瓦斯生成;
90、平衡蒸汽系统,避免无功减温减压。不论是蒸汽透平选型还是全厂蒸汽方案的制定,要尽量避免蒸汽不经透平直接减温减压的无功蒸汽量。每吨中压蒸汽减温减压造成的能耗大约是12kgNO。

 

发表于 2010-7-22 12:30:24

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Peterpaul彼得保罗
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gaofaqianVIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP辽宁省
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本帖最后由 gaofaqian 于 2010-7-30 14:57 编辑

回复 76# shaohaoan 的帖子

    我公司在催化装置增设油浆过滤系统,催化油浆经过滤后汇合其他燃料油组分去燃料油站,经燃料油站供全厂所有燃料油用户。此举可以避免炉嘴结焦,不用频繁更换

 

发表于 2010-7-30 14:53:35

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wswman2010VIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP湖南省
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到海川来看到大家都是集思广益,我也觉得学到了好多经验。
我说一个润滑油精致的小改造。
润滑油精致采用糠醛做萃取剂,。用抽真空来降低回收系统压力,便于糠醛蒸发.回收。
由于设计的抽真空管线是技改时才加上的,为了施工美观和场地的限制,致使真空管线出现了凹形部位。
所以在凹形的部位老是积液,直接导致系统真空度大幅降低,糠醛周转平衡无法维持,冬天甚至冻结管线。
日常操作只能通过停抽真空系统,先蒸汽后风将积液吹扫干净。非常麻烦且均是违章操作,效果也不明显。
后来,将凹形管线纠正,去除积液段后,抽真空效果良好,操作稳定。

 

发表于 2010-7-30 20:58:12

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回复 643# 延长人


    你们烟机轮盘控多少度啊?我们要求不大于345度,过热蒸汽都350度了,还怎么冷却呢?

 

发表于 2010-8-2 21:36:59

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王力云VIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP河北省
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我单位由于加工特种油品,常压装置不凝气太多,经过小改,用闲置储罐储存油气,并通过一定的控制手段,去加热炉燃烧,节省能源。

 

发表于 2010-8-11 16:19:49

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giceteaVIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP河南省
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我们厂新建的加氢精制装置,分馏部分只有不合格油线,而没有单独设计分馏循环线,分馏循环时不合格油线上有一根线到分馏系统。这样不知可行不,请大家分析一下?

 

发表于 2010-8-13 20:22:31

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giceteaVIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP河南省
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回复 202# 蓝色冰川


    “难道你说的预热线接在出口阀之外?如果真的接在出口阀之外,建议改掉,”?
预热线就应该接在出口阀之外

预热线接在出口阀内还是预热线吗,泵怎么预热呢?

 

发表于 2010-8-13 21:07:50

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zhangchangshengVIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP山东省
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请教一下,我们焦化装置在其余操作条件不变的情况下,分馏怎样操作才能提高富气的产量,提高塔顶温度效果明显吗

 

发表于 2010-8-15 16:20:06

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张俊猛VIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP四川省
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催化裂化中富吸收油和封油成分相差不多,在封油量不够时,可以用富吸收油补封油。富吸收油和封油公用三台泵。】
开工时放火炬很是不环保,还浪费,我单位采用了零放火炬,准备了气柜和专门回收装置。
火炬系统一般都设在高处,我看过一个人设在地面的,回收热量,还更加环保。想更深了解,可以联系我

 

发表于 2010-8-17 10:47:28

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0独山子0VIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP山东省
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本帖最后由 炼油工人 于 2010-8-24 18:45 编辑

回复 166# uume365


    热水伴热是可行的,保证循环流动是防止冻凝的关键。热水的热源可以利用装置的余热。

 

发表于 2010-8-23 13:13:24

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GypsyVIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP广东省
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回复 89# 白丁


   但是我厂里结焦部位刚好在焦炭塔顶油气出口, 也就是在急冷油注入下端,而且结焦比较严重,能引起焦炭塔超压!!

 

发表于 2010-8-23 17:15:20

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coollong400VIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP新疆维吾尔自治区
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我厂加氢装置循环氢纯度低,经常需要排废氢,我们是小厂,没有氢气精制设备,我们直接在高低分尾气接一管线至催化装置,排放的废氢经过碱洗后直接当燃料使用,节约大量的燃料气,减少大量酸性气排放。

 

发表于 2010-8-24 18:23:35

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tdcqVIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP山东省
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柴油加氢精制装置的分馏塔蒸汽汽提改为氢气汽提,可以减少柴油浑浊的现象

 

发表于 2010-8-25 10:14:34

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风追蝶CEOVIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IPInvalidIPAddress
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因为常压炉在原油流量小时,有可能造成炉管结焦,所以我们在进常压炉的管线上加了一个“见一回注”:就是将减一油回注到常压炉中,保持经过常炉流量的稳定性,不至于因流量减少而造成常炉结焦!还有一般法就是可以在进常炉管线加一条蒸汽线,往里面吹蒸汽,以防结焦!

 

发表于 2010-8-27 12:25:28

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wangyq341VIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP安徽省
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因化工市场疲软,我厂化工分厂空分装置氧气过剩,处于大量放空状态;而炼油分厂催化裂化装置因轴流风机设计流量偏小,尤其是夏季生产时更明显制约了掺渣量。为此接一条管线将空分富氧减压后引入催化主风机出口,提高了掺渣量约10t/h。经济效益显著!

 

发表于 2010-8-31 14:54:36

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YJJYZQVIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP北京市
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催化裂化干气脱硫装置,因为分析酸性气发现,酸性气中50%以上为co2,造成下游硫磺装置负荷过大,装置准备更换新的脱硫剂,减少脱硫塔塔盘,降低脱硫系统对co2的吸收率,降低酸性气总量。

 

发表于 2010-8-31 16:13:57

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lvbfVIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP浙江省
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我公司生产的油包括柴油,汽油和重油,其中包括一定量的碳黑,气温高时,包括夏天和春秋两季,管道不会堵塞,但到冬天,气温下降,重油容易堵塞,加上一定量的碳黑,使流体更加粘稠,所以管道容易堵塞,我们在管道中增加蒸汽吹扫,效果明显好多了。同时用轻质油冲洗,管道就不会堵塞了!

 

发表于 2010-9-9 17:02:16

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帕查奇VIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP陕西省
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催化分馏塔底放空在停工过程中,疏通困难经常造成泄漏,我们在油浆入口的封盖上接放空控制,

 

发表于 2010-9-10 11:36:11

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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。

 

发表于 2010-9-10 19:23:28

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