燕化煉油一廠常減壓生產(chǎn)實習

1、中國石油大學（北京）目錄一、燕山石化概況12.1 簡介12.2 發(fā)展規(guī)模12.3 產(chǎn)品與服務1二、本裝置介紹32.1 概況說明32.1.1 裝置的地位、作用與裝置的改造背景32.1.2 裝置的主要構成32.1.3 裝置操作的技術數(shù)據(jù)42.1.4 裝置的主要原料、產(chǎn)品與用途42.2 工藝路線42.2.1 裝置工藝路線的特點42.2.2 基本原理52.2.3 流程介紹72.3 主要影響因素及因素變化調(diào)節(jié)方法92.3.1 電脫鹽部分92.3.2 初餾系統(tǒng)112.3.3 常壓系統(tǒng)122.3.4 減壓系統(tǒng)142.3.5 輕烴回收系統(tǒng)162.4 工藝控制條件匯總表18三、工藝計算203.1常減壓物料平衡表

2、203.2穩(wěn)定部分物料平衡表21四、實習心得體會22五、工藝流程圖235.1 初餾塔流程圖245.2 常壓塔流程圖255.3 減壓塔流程圖265.4 穩(wěn)定塔流程圖27一、燕山石化概況2.1 簡介中國石油化工股份有限公司北京燕山分公司,簡稱燕山石化.坐落于北京市房山區(qū)，地處京廣線旁邊，具有十分便利的陸路、鐵路運輸條件。公司于2000年4月25日隨中國石化股份有限公司重組設立，主要業(yè)務為石油煉制、石油產(chǎn)品的儲運銷售、石油化工技術和催化劑的研究、開發(fā)。燕山分公司是中國特大型燃料-潤滑油-化工原料型綜合性煉油企業(yè)之一，擁有30多套生產(chǎn)裝置。主要包括三大系統(tǒng)：三套常減壓蒸餾裝置能力為850萬噸/年。燃料

3、油生產(chǎn)裝置。主要包括：三套重油催化裂化裝置，加工能力為400萬噸/年；中壓加氫裂化裝置，設計加工能力為130萬噸/年；寬餾份重整裝置，設計加工能力為60萬噸/年；鉑重整裝置，設計能力為15萬噸/年；天然氣制氫裝置，設計能力為2萬立方米/時；汽油加氫裝置，設計能力22萬噸/年；柴油加氫精制裝置，設計能力為100萬噸/年；氣體分餾裝置，設計加工能力為40萬噸/年。潤滑油裝置。主要生產(chǎn)裝置包括70萬噸/年丙烷脫瀝青裝置、52萬噸/年酮苯脫蠟裝置、兩套糠醛精制裝置、20萬噸/年潤滑油白土補充精制裝置、6萬噸/年石蠟加氫精制裝置。2.3 產(chǎn)品與服務燕山分公司每年可向社會提供汽油、柴油、煤油、潤滑油、石蠟

4、等33個品種75個牌號的石油化工產(chǎn)品；其中全精煉石蠟、60號食品蠟、石油甲苯、導熱油等產(chǎn)品獲得國家金獎或銀獎；有27種產(chǎn)品曾獲國家、部、市級優(yōu)質(zhì)產(chǎn)品稱號，產(chǎn)品暢銷全國各地，石蠟、甲苯等產(chǎn)品還遠銷歐、美、亞洲的國家和地區(qū)，在國內(nèi)外用戶中享有較高的聲譽。汽油全部實現(xiàn)了高標無鉛化，汽油、柴油質(zhì)量達到了歐洲號質(zhì)量標準。銀催化劑產(chǎn)品在美國和歐盟等國家和地區(qū)獲得了專利，其性能居世界領先水平。燕山分公司擁有橡塑新材料合成國家工程研究中心和合成樹脂質(zhì)量監(jiān)督檢驗中心兩個國家級技術開發(fā)和鑒定機構；擁有一支從事情報調(diào)研、實驗室研究、中間實驗、過程控制、設備開發(fā)以及工業(yè)化裝置基礎設計的科研開發(fā)隊伍，在石油化工催化劑、

5、基本有機合成、高分子材料合成及應用、精細化工、水質(zhì)處理、分析測試等領域具備了雄厚的科研開發(fā)能力。燕山分公司研究開發(fā)的YS系列銀催化劑在國內(nèi)現(xiàn)有全部環(huán)氧乙烷/乙二醇裝置上得到工業(yè)應用，占國內(nèi)市場的85%以上；鋰系橡膠聚合成套技術實現(xiàn)了向國內(nèi)外的轉(zhuǎn)讓，水平均居國際先進水平。燕山分公司研究開發(fā)的SBS、溶聚丁苯橡膠SSBR、MTBE合成及裂解制異丁烯技術、己烯-1等成套生產(chǎn)技術具備了工業(yè)化生產(chǎn)條件，已經(jīng)或者正在實現(xiàn)工業(yè)化生產(chǎn)。二、本裝置介紹2.1 概況說明2.1.1 裝置的地位、作用與裝置的改造背景燕化公司一直加工大慶原油，從原油資源供應情況看，燕化公司原油供應形勢十分緊迫，隨著大慶原油自然減產(chǎn)和中

6、石油原油加工量的增加，供應中石化的大慶原油量也在逐年減少。自2000年到2003年，大慶油田平均每年減產(chǎn)153.67萬噸，供應中石化的大慶原油數(shù)量平均每年下降117.67萬噸，按照上述平均下降速度，到2006年供應燕化公司的大慶原油量不會高于500萬噸/年，比之前減少180萬噸/年左右。燕山分公司煉油廠原加工能力為800萬噸/年，主要以大慶原油為原料設計，加工大慶原油以外油種的適應性差，主要表現(xiàn)為：輕質(zhì)原油多，蒸餾裝置難以加工；重質(zhì)原油多，重油處理能力不足，并且不能加工含硫原油，同時一次加工能力也偏低。為了進一步改善北京的環(huán)境質(zhì)量，迎接2008年奧運會的召開，北京市已執(zhí)行符合歐III排放的汽柴

7、油質(zhì)量的新標準。燕化公司作為中國石化有股份有限公司在華北地區(qū)的橋頭堡，擔負著供應首都市場清潔燃料的重任。同時為改善重油加工和轉(zhuǎn)化能力的不足，適應加工進口原油，以及優(yōu)化乙烯原料，中石化確立了以500萬噸/年常減壓蒸餾裝置異地建設、新建140萬噸/年焦化裝置、200萬噸/年加氫裂化裝置為核心的1000萬噸/年加工能力改造總體方案。2004年12月，股份公司為了燕山公司的長遠發(fā)展及考慮增強燕化公司對未來原油變化的適應性，決定將異地建設的常減壓蒸餾裝置的規(guī)模由500萬噸/年改為800萬噸/年（簡稱常減壓蒸餾I裝置又稱新區(qū)蒸餾裝置）。常減壓蒸餾I裝置作為1000萬噸/年改擴建工程的主要裝置，擔負著今后全

8、場含硫原油一次加工的的重要任務。其生產(chǎn)任務的完成情況、產(chǎn)品質(zhì)量的好壞直接影響著后續(xù)裝置的運行。2.1.2 裝置的主要構成參照目前國內(nèi)外常減壓蒸餾工藝過程的現(xiàn)狀和發(fā)展，根據(jù)所加工的混合原油特點、全廠總加工流程規(guī)劃要求的產(chǎn)品方案和下游裝置對原油的要求，本裝置采用電脫鹽-初餾塔-常壓塔-減壓塔的工藝路線。改造后的常減壓裝置由電脫鹽部分、初餾部分、常壓部分、減壓部分、原油換熱網(wǎng)絡部分、輕烴回收部分等六部分組成。2.1.3 裝置操作的技術數(shù)據(jù)常減壓蒸餾裝置是由中國石化建設工程公司（SEI）設計，燕山建安公司承建，加工能力為800萬噸/年。裝置于2005年12月建成。裝置操作的技術數(shù)據(jù)：1、保持減壓塔頂真

9、空度的穩(wěn)定，真空度指標為12mmHg，波動范圍5mmHg；2、控制減壓塔頂溫度70，波動±3，減頂回流量90t/h；3、保持電脫鹽罐脫鹽壓力的平穩(wěn)，一般一級罐的壓力為1.6MPa左右，二級罐4、壓力為1.4MPa左右，保持拖延操作溫度為110140；5、根據(jù)原油進料量調(diào)節(jié)脫鹽注水量，注入量控制為原油量的36%；6、電脫鹽罐的界位一般控制在2050%；7、控制蒸汽發(fā)生器的液面平穩(wěn)，一般維持在5060%左右。2.1.4 裝置的主要原料、產(chǎn)品與用途常減壓蒸餾I裝置按照加工俄羅斯原油、阿曼原油和沙特輕質(zhì)原油的混合原油（混合比例為3:4:3）設計，原油硫含量1.17wt%。經(jīng)常減壓分流后的常一

10、線去航煤加氫裝置進行加氫，常二線去柴油加氫罐區(qū)作為柴油加氫原料，常三線和減頂油、減一線合并去加氫改質(zhì)罐區(qū)，減二、三線蠟油作為加氫原料去加氫裂化罐區(qū)以及新建200萬噸/年新區(qū)加氫裂化裝置，減底渣油去新區(qū)焦化裝置以及焦化罐區(qū)作為焦化原料。2.2 工藝路線2.2.1 裝置工藝路線的特點（1）本裝置加工的幾種進口原油含鹽量一般不超過60mgNacl/L，裝置設計采用吸收國外先進技術開發(fā)的二級高速電脫鹽技術，確保原油脫后含鹽不大于3mgNacl/L，含水不大于0.2%，排水含油不大于100ppm；（2）初餾塔共有26層塔板，初側(cè)與常一中返塔一起進常壓塔34層，初餾塔采用提壓方案，將原油中的輕烴在稍加壓力

11、的條件下溶于初頂油，初頂油經(jīng)泵升壓后去穩(wěn)定塔回收其中的輕烴，石腦油去做重整原料，干氣、液化氣去焦化裝置脫硫；（3）常壓塔選用板式塔，板內(nèi)件采用國內(nèi)先進高效導向浮閥塔盤。常壓塔內(nèi)設50層塔盤，抽出3條側(cè)線，承擔石腦油、航空煤油，柴油的分離任務，設計常壓拔出率為50.99%；（4）根據(jù)生產(chǎn)方案要求，減壓塔選用全填料內(nèi)件。減壓塔內(nèi)設5段填料及相應的氣液分布器以及氣體分布器。為滿足加氫裂化裝置對原料中重金屬含量、殘?zhí)?、C7不溶物等指標的限制要求，優(yōu)化了洗滌段液體分布器，洗滌油的噴淋量，洗滌段集油箱的設計。減一線坐柴油加氫料或與減二、三線合并去蠟油加氫。減壓塔頂采用高效噴射式蒸汽抽空器加上機械抽真空混合

12、真空系統(tǒng)，在保證減頂真空度的前提下，降低裝置能耗。減壓塔頂?shù)牟僮鲏毫υO計值為12mmHg（絕）；（5）通過系統(tǒng)化的減壓蒸餾技術，使裝置在生產(chǎn)高質(zhì)量餾分油的同時，達到深拔節(jié)能的目的。采用“窄點”技術，對原油換熱網(wǎng)絡進行優(yōu)化設計，充分利用裝置余熱，使原油換熱終溫達到295，并在不影響換熱終溫的前提下，利用合適溫位的物流發(fā)生蒸汽裝置供裝置自用，會受低溫余熱，降低能耗。在初餾塔頂、常壓塔頂和減壓塔頂設置了注氨、注水、住緩蝕劑等防腐措施。加熱爐采用熱管式空氣預熱器，盡量降低加熱爐排煙溫度，使加熱爐溫度達到90%以上。采用大直徑低速轉(zhuǎn)油線以及100%爐管吸收轉(zhuǎn)油線熱膨脹技術，減小減壓轉(zhuǎn)油線的壓降和溫降，從

13、而降低低壓爐的出口溫度，延長減壓爐的操作周期；（6）本裝置能耗為407MJ/t原油，國內(nèi)常減壓裝置的平均能耗在461-502MJ/t左右。國外常減壓裝置從文獻上得到的資料來看最先進的能耗大約在440MJ/t左右。因此本裝置的能耗較低，在國內(nèi)外處于領先水平。2.2.2 基本原理 2.2.2.1 脫水脫鹽原理電脫鹽是通過在原油中注水，使原油中的鹽分溶于水中，再通過注破乳劑，破壞油水界面和油中固體鹽顆粒表面的吸附膜，然后借助高壓電場的作用，使水滴感應極化而帶電，通過高壓電場的作用，帶不同電荷的水滴相互吸收，融合成較大的水滴，原油和水的分離是靠油水兩種互不相容的液體密度不同的沉降分離，他們的分離基本上

14、符合球形粒子在靜止流體中自由沉降斯托克斯公式。 2.2.2.2 精餾原理和條件加熱混合物使其沸點較低的輕組分氣化和冷凝，進行粗略分離的操作稱為蒸餾。同時并多次運用部分氣化和部分冷凝，使各組分達到精確分離的操作成為精餾。精餾的依據(jù)是液體混合物中各組分的揮發(fā)度有明顯差異，即各組分的沸點不同。精餾的實質(zhì)是氣相多次冷凝，液相多次氣化進行傳熱傳質(zhì)。精餾過程必須具備的條件是：a、必須有氣液兩組份充分接觸的場所，即塔板或填料；b、必須提供給精餾塔氣相回流和液相回流；c、接觸的氣液兩相必須存在溫度差和濃度差。及液相必須溫度低，輕組分含量高；氣相必須溫度高，重組分含量高；d、每層塔板上氣液兩相必須同時存在，而且

15、充分接觸。 2.2.2.3 減壓蒸餾原理液體沸騰的必要條件是蒸汽壓必須等于或者大于外界壓力，因此，降低外界壓力就相當于降低液體沸騰時所需要的蒸汽壓，也就是降低了液體的沸點，壓力越低，沸點降的越低。如果采用抽真空的辦法使整流過程在壓力低于大氣壓條件下進行，降低油品的沸點，把原油中的較高沸點組分，在低于其裂解溫度的條件下，其氣化分餾出來，這就叫減壓蒸餾。 2.2.2.4 傳質(zhì)傳熱原理氣液兩相充分接觸時，高溫氣相中的重組分被冷凝放熱，而下降的液相回流中的輕組分被加熱氣化，結(jié)果上升的氣相被下降的液相冷卻，氣相中重組分不斷被冷凝除去，液相輕組分不斷氣化而提濃，這就是傳質(zhì)傳熱過程。 2.2.2.5 注劑的

16、原理原油中主要含有碳、氫兩種元素，約占原有的95-99%，還有部分氧、硫、氮以及一些微量金屬元素和非元素金屬，如氯、砷，他們是以化合物形式存在于原料中的。原油中的氯化物和硫化物在原油被蒸餾過程中受熱分解或水解，產(chǎn)生硫化氫和氯化氫，還有有機酸等腐蝕介質(zhì)，造成設備和管線的腐蝕。在常減壓蒸餾裝置中，腐蝕可以產(chǎn)生在高溫的重油部分，如：減壓爐管、塔底等；也可以發(fā)生在低溫輕油部分，如常減壓塔頂冷凝冷卻系統(tǒng)的腐蝕，目前煉廠普遍采用“一脫三注”的防腐措施。其中“一脫”是指脫鹽脫水，即原油電脫鹽又叫原油蒸餾前預處理；“三注”就是原油塔頂揮發(fā)線注氨、注緩蝕劑和注水。氨、緩蝕劑、破乳劑、脫鹽劑統(tǒng)稱為常減壓的輔助材料

17、。2.2.3 流程介紹 2.2.3.1 初餾系統(tǒng)原油自裝置外原油罐區(qū)來，經(jīng)原油泵后分兩路送入脫前原油換熱系統(tǒng)。脫前原油分別與初定循環(huán)油、常頂循環(huán)油、常一線油、常二線油、常三線油、減一線油、常一中油和常二中油進行換熱，脫后原油分別與常一線油、常二線油、常三線油、常一中油、常二中油、減一線油、減二線油、減三線油、減一中油、減二中油和減渣油進行換熱。兩路脫鹽原油換熱后合并進入初餾塔，混合后的脫鹽原油溫度為253。初餾塔共26層塔板，合并后的脫鹽原油從初餾塔第四層塔板送入塔內(nèi)蒸餾。初餾塔定的油氣與原油換熱到87，進入初頂空冷器冷凝冷卻到60，再進過初頂水冷器冷凝冷卻到40后進入初頂回流以及產(chǎn)品罐進行氣

18、液分離。初頂不凝氣從產(chǎn)品管頂部送至初頂氣分液罐作為常壓加熱爐的燃料，初頂氣也可進入壓縮機入口分液罐經(jīng)壓縮機升壓后去焦化裝置脫硫；初頂油用初頂回流及產(chǎn)品泵從產(chǎn)品罐中抽出，一部分打回初餾塔頂做回流，另一部分送至輕烴回收部分回收其中的輕烴；產(chǎn)品罐中的水相與常頂回流及常壓產(chǎn)品罐的水相一起作為含硫污水由常頂含硫污水泵送出裝置。初側(cè)線油從初餾塔的第十六層或第十二層塔板送出，由初側(cè)泵送至常壓塔與常一中返塔線合并送入常壓塔。初底油從初餾塔頂抽出，經(jīng)初低泵送入初底油換熱系統(tǒng)換熱。初底油在換熱前分成兩路，與常二中油、常三線油、減二中油和渣油進行換熱，溫度達到295，再分八路送入常壓爐加熱，升溫至358，進入常壓塔

19、第六層塔盤。 2.2.3.2 常壓系統(tǒng)常壓塔共50層塔盤，加熱后初底油作為進料從第六層塔盤進入，氣提蒸汽由塔底通入。常壓塔頂油氣經(jīng)常頂空冷器冷卻冷凝至60，再經(jīng)常頂水冷器冷凝冷卻至40后送入常頂回流及產(chǎn)品罐,在此進行氣液分離。常頂不凝氣從常頂回流及產(chǎn)品罐頂部送出，與自減頂分水罐來的減頂氣混合后一起經(jīng)壓縮機入口分凝罐分液并經(jīng)常頂氣壓縮機升壓后送出裝置，至焦化裝置做進一步處理。需要時常頂氣課由壓縮機入口分液罐直接去常減頂燃料氣分液罐，作為常壓爐的燃料；常頂回流及產(chǎn)品泵將常頂油從常頂回流及產(chǎn)品罐中抽出，送出裝置。必要時部分常頂油還可打回常壓塔頂部，與常頂循環(huán)油混合進入常壓塔做回流；常一線從常壓塔第3

20、6層塔板抽出，進入常壓汽提塔上段，經(jīng)以常三線為熱源的再沸器重沸汽提蒸出輕組分后，由常一線泵抽出，經(jīng)換熱器分別與原油換熱，并經(jīng)常一線空冷器、常一線水冷器冷卻至45后送出裝置做航煤餾分；常二線從常壓塔第24層塔盤抽出，進入常壓汽提塔中段，經(jīng)低壓蒸汽汽提后，有常二線泵抽出，經(jīng)換熱器分別與原油換熱，并經(jīng)常二線空冷器、常二線水冷器冷卻至60后送出裝置作為柴油餾分；常三線從常壓塔第16層塔盤抽出，進入常壓汽提塔下段，經(jīng)低壓蒸汽汽提后，有常三線泵抽出，為常一線汽提塔提供熱源，再經(jīng)換熱器分別與原油換熱，并經(jīng)常三線空冷器、常三線水冷器冷卻至60后送出裝置作為柴油餾分，與減頂油合并后出裝置。常壓塔共設三個中段循環(huán)

21、回流。常頂循從第48層塔盤抽出，由常頂循環(huán)回流泵送至換熱區(qū)，與原油換熱至104返塔至第50層塔盤，必要時常頂回流及產(chǎn)品泵打回的回流匯入常頂循返塔線，與其共同送入常壓塔；常一中從第32層塔盤抽出，經(jīng)常一中泵送至輕烴回收系統(tǒng)為穩(wěn)定塔再沸器提供熱源，然后進入換熱區(qū)與原油換熱，再經(jīng)過常一中蒸汽發(fā)生器發(fā)生0.3MPa蒸汽后降溫至159，與初側(cè)線合并返回常壓塔第34層塔盤；常二中從第20層塔盤抽出，由常二中泵送入換熱區(qū)與初底油與原油換熱，然后進入常二中蒸汽發(fā)生器發(fā)生1.0MPa的蒸汽后降溫至204，返回常壓塔第22層塔盤處。常底油經(jīng)常底泵抽出，分八路進入減壓爐加熱至394，送入減壓塔進行減壓蒸餾。 2.2

22、.3.2 減壓系統(tǒng)減壓塔為全填料式干式減壓塔。減壓塔頂油氣被減頂一級抽空器抽出；一級抽空器排出的不凝氣、水蒸氣和油氣進入減頂一級濕空冷器冷凝，冷凝的液相進入減頂分水罐，氣相被減頂二級抽空器抽出；二級抽空器排出的不凝氣、水蒸氣和油氣進入減頂二級濕空冷器冷凝，冷凝液相進入減頂分水罐氣相被機械抽空器抽出，進入液封罐，不凝氣與減頂分水罐出來的減頂瓦斯合并后與常頂氣一起進入壓縮機入口分液罐，分液后經(jīng)常減頂氣壓縮機升壓后送出裝置。當機械抽空器不能正常工作時，減頂二級濕空冷器出來的氣相由減頂三級抽空器抽出后，進入減頂三級濕空冷器冷凝至40，進入減頂分水罐分液。減頂分水罐中的不凝氣從頂部送出；減頂油由減頂油泵

23、抽出與常三線合并后出裝置；分水罐分出的水由減頂含硫污水泵抽出，與初常頂含硫污水一起送至新區(qū)三廢處理裝置進行處理。減壓塔共設四條側(cè)線。減一線由減頂回流及減一線泵從第I段填料下集油箱抽出，一部分作為內(nèi)回流進入第II段填料上方，剩余部分與原油換熱后作為減一線出裝置作加氫裂化原料，另一路經(jīng)減頂回流空冷器、減頂回流水冷器冷卻至50后返回第I段填料上作為減頂回流。減二線由減二線及減一中泵從減壓塔第段填料下集油箱抽出，與原油換熱后溫度降為189后分兩路，一路作為減一中返回減壓塔第上方；另一路經(jīng)換熱器換熱至132出料去加氫裂化裝置，或經(jīng)減二線備用水冷器冷卻至90去加氫裂化罐區(qū)。減三線由減三線及減二中泵從減壓塔

24、第段填料下集油箱抽出，一部分作為洗滌油返回至第段填料上方，另一部分經(jīng)過換熱器換熱至226后分兩路，一路作為減二中返回減壓塔第段填料上方，另一路經(jīng)換熱器換熱至145去加氫裂化裝置，或經(jīng)減三線備用水冷器冷卻至90去加氫裂化罐區(qū)。減四線為減壓過汽化油泵抽出循環(huán)至減壓爐入口。減渣從減壓塔底部由減渣泵抽出，經(jīng)換熱器換熱降溫至152去焦化裝置作原料，或經(jīng)冷卻至95去罐區(qū)。 2.2.3.3 輕烴回收系統(tǒng)為了回收原油中的輕烴組分，本裝置設置了輕烴回收部分。自初定回流及產(chǎn)品泵來的初頂油與穩(wěn)定塔底來的石腦油換熱至139后進入穩(wěn)定塔第26、24或28層塔板。穩(wěn)定塔頂油氣經(jīng)穩(wěn)定塔頂濕空冷器冷至40后進入穩(wěn)定塔頂回流及

25、產(chǎn)品罐，罐頂分出的不凝氣自壓至常減頂壓縮機出口，與升壓后的常減頂氣一起去焦化裝置進行脫硫。穩(wěn)定干氣也可直接進入高壓瓦斯分液罐，分液后與高壓瓦斯一起作為常、減爐的燃料；冷凝的液體由穩(wěn)定塔頂回流及產(chǎn)品泵抽出分為兩路，一路送至穩(wěn)定塔頂作為回流，另一路作為液化氣送出裝置。穩(wěn)定塔底重沸器由常一中作為熱源。穩(wěn)定塔底石腦油經(jīng)換熱器與穩(wěn)定塔進料換熱至70再經(jīng)穩(wěn)定石腦油水冷器冷卻至40后出裝置。 2.2.3.4 一脫三注系統(tǒng)為了減少設備的腐蝕，設計采用“一脫三注”措施，除了二級電脫鹽外，在初餾、常壓和減壓塔頂餾出線上分別注入緩蝕劑、氨水和水，在穩(wěn)定塔頂注緩蝕劑，裝置內(nèi)設置了破乳劑，緩蝕劑和氨水的配置系統(tǒng)。2.3

26、 主要影響因素及因素變化調(diào)節(jié)方法2.3.1 電脫鹽部分2.3.1.1 電脫鹽進料溫度電脫鹽罐溫度高低對于脫鹽效率影響較大，為此應避免電脫鹽罐溫度突然大幅度波動，電脫鹽的最佳操作溫度為125±5。溫度過低，原油粘度大，破乳困難，脫鹽率下降；由于原油導電性隨著溫度的升高而增大，溫度過高，會導致能耗增加，電流的增加會導致電極板上的電壓降低，會影響脫鹽效果。另外，溫度過高會導致電耗增加，會引起操作不正常，影響脫鹽效果。渣油量、渣油溫度變化、各側(cè)線量及側(cè)線溫度變化、原油及裝置溫度、原油含水都將影響電脫鹽的操作溫度。電脫鹽進料溫度異常的調(diào)節(jié)方法有：（1）聯(lián)系原油罐區(qū)改變原油來料溫度在45-65；

27、（2）改變提供熱源的一路原油換熱網(wǎng)絡和二路原油換熱網(wǎng)絡所對應的側(cè)線溫度或流量。 2.3.1.2 電脫鹽罐內(nèi)壓力罐內(nèi)控制一定壓力是為了控制原油的蒸發(fā)，如果罐內(nèi)壓力較低，產(chǎn)生蒸汽，輕則導致操作不正常，重則引起爆炸。因此，罐內(nèi)壓力必須維持在高于操作溫度下原油和水的飽和蒸汽壓。電脫鹽罐內(nèi)壓力異常的調(diào)節(jié)方法有：（1）調(diào)節(jié)原油出口閥開度（2）調(diào)節(jié)兩路脫后原油手操閥的開度 2.3.1.3 混合壓降當油、水、破乳劑通過混合閥時，混合壓降適中可是三者充分混合。壓降過高形成過乳化液，破乳困難；壓降過低，達不到破乳劑和水在原油中充分擴散的目的，使脫鹽率大大下降?；旌蠅航诞惓５恼{(diào)節(jié)方法有：（1）提高混合閥壓降輸出風壓

28、；（2）調(diào)節(jié)原油泵出口開度改變原油流速。 2.3.1.4 電脫鹽罐注水量本裝置電脫鹽注水量控制在5%，注水目的是為了增加水遞減碰撞機會，有利于水滴聚集合洗滌原油中的鹽。由于水是導電的，注水量過大容易形成電橋，造成事故；注水量過小，達不到洗滌和增加水凝結(jié)力作用。電脫鹽罐注水量異常調(diào)節(jié)方法有：（1）改變來水閥門，使水量滿足要求；（2）調(diào)節(jié)凈化水來水量，如有必要應切換為軟化水。 2.3.1.5 電脫鹽罐界位的控制電脫鹽的界位控制是非常重要的，若界位太低，則原有脫水的沉降時間變少，不利于脫鹽效果，造成脫水帶油；若界位太高，不但減少原油在弱電場中的停留時間，而且電脫鹽罐容易因為水位過高而導致跳閘，從而影

29、響到電脫鹽的操作。電脫鹽罐界位異常調(diào)節(jié)方法有：（1）調(diào)整電脫鹽注水量；（2）加強原油罐切水或者更換原油罐。2.3.2 初餾系統(tǒng) 2.3.2.1 初餾塔頂溫度初餾塔頂溫度與塔頂回流自動串聯(lián)調(diào)節(jié)，控制塔頂溫度在129-149之間。原油含水量、原油性質(zhì)變化、初餾塔頂壓力、塔頂回流量及含水量、塔頂回流溫度、塔底進料溫度等對塔頂溫度都有影響。溫度過高影響塔頂組成，溫度過低影響收率。初餾塔頂溫度異常的調(diào)節(jié)方法有：（1）若由于塔頂回流量的原因影響塔頂溫度，應立即改為手動操作，檢查流量指示等傳感器；（2）若由于進料溫度的原因影響塔頂溫度，若是原油換熱熱源的問題，要調(diào)整換熱熱源結(jié)構；若是原油來料溫度的問題，聯(lián)系

30、原油罐區(qū)提高原油溫度；若原油帶水，聯(lián)系原油罐區(qū)加強原油脫水，達到原油含水1.0%；（3）若由于塔頂回流溫度影響塔頂溫度，調(diào)節(jié)塔頂空冷器、水冷器溫度至適當溫度。 2.3.2.2 初餾塔頂壓力初餾塔塔頂壓力由初餾塔頂回流及產(chǎn)品罐頂氣相亞控閥控制。塔頂溫度、塔頂回流量及含水情況、塔頂回流溫度、塔底進料溫度、原油含水及原油性質(zhì)、冷后溫度、空冷器入口閥開度大小都對初餾塔頂壓力有影響。正常情況下初餾塔頂壓力控制在225kPa。初餾塔頂壓力異常的調(diào)節(jié)方法有：（1）若由于原油性質(zhì)變化，輕組分較多時，可降低冷后溫度，提高回流量，降低塔頂溫度；（2）若由于冷后溫度變化，溫度高于60，應啟動所有空冷風機，開大初頂水

31、冷器循環(huán)水流量；（3）若因為初餾塔進料溫度異常，應調(diào)整原油換熱流程，改變與熱源的換熱，必要時可走副線。 2.3.2.3 初餾塔底液面初餾塔底液面如果過低，則可能導致塔底產(chǎn)品泵抽空；初餾塔底液面過高，則影響第一層塔盤的氣液交換。初餾塔塔底液面控制范圍為30-70%。原油含水量、塔底進料溫度，原油性質(zhì)變化、物料平衡、塔底壓力、塔頂溫度等因素對初餾塔底液面都有影響。初餾塔底液面異常的調(diào)節(jié)方法有：（1）當原油性質(zhì)變化時，及時聯(lián)系原油罐區(qū)，對于原油性質(zhì)變化做出及時調(diào)整，穩(wěn)定操縱。如對產(chǎn)品質(zhì)量影響較大，則聯(lián)系罐區(qū)改走不合格線，及時恢復正常操作；（2）物料不平衡時，根據(jù)原油量，相應調(diào)節(jié)側(cè)線量及拔頭油的抽出量

32、，搞好物料平衡；（3）若塔頂壓力溫度波動，按照壓力變化原因，適當調(diào)節(jié)回流量，恢復正常操作壓力；分析影響塔頂溫度的原因，具體問題具體處理。2.3.3 常壓系統(tǒng) 2.3.3.1 常壓塔頂溫度常壓塔頂溫度控制在129-139。塔頂回流量、回流溫度、進料溫度、塔底吹汽量等因素對塔頂溫度都有影響。常壓塔頂溫度異常的調(diào)節(jié)方法有：（1）調(diào)節(jié)回流量、空冷風機及常頂水冷器循環(huán)水量，從而改變回流溫度；（2）若常壓爐爐溫異常，則適當調(diào)節(jié)常壓爐；（3）調(diào)整塔底蒸汽吹汽量從未調(diào)節(jié)塔底溫度；（4）當塔頂循環(huán)及常一中、常二中的流量不變，回流溫度降低時，塔頂負荷減小，溫度降低，這時應調(diào)整常頂循環(huán)及常一中、常二中的流量，提高回

33、流溫度；（5）當回流帶水時，塔頂溫度也會下降，這時應控制常頂回流及產(chǎn)品罐的脫水界位，防止回流帶水。 2.3.3.2 常壓塔頂壓力塔頂壓力的控制主要是通過控制塔頂冷凝量，正常情況下塔頂壓力通過塔頂溫度與常頂循環(huán)量或塔頂回流自動串聯(lián)控制。塔頂回流量、回流溫度、進料溫度、塔底吹汽量、壓縮機入口分液罐壓力等因素對常壓塔塔頂壓力都有影響。常壓塔塔頂壓力異常的調(diào)節(jié)方法：（1）當回流溫度大于40，回流量大時，塔頂壓力增加，這時應啟動常頂空冷器和增大常頂水冷器循環(huán)水量，降低回流溫度，減小回流量；（2）當初餾塔拔出率低，常壓塔負荷增加，塔頂壓力就會上升，這時，應降低初餾塔回流量，提高初餾塔拔出率；（3）當塔底吹

34、汽量大，塔內(nèi)氣相負荷增加，常壓塔頂壓力會上升，這時，應降低塔底吹汽，從而減小塔內(nèi)氣相負荷；（4）當回流帶水時，塔頂壓力會上升，這時應嚴格控制常頂回流及產(chǎn)品罐脫水界位，保證回流不帶水；（5）當常頂循、常一中、常二中回流量減少時，塔頂負荷增加，塔頂壓力會升高，這時應提高常頂循、常一中、常二中回流量，塔頂負荷減小，從而降低塔頂壓力；（6）當爐溫高時，塔頂壓力也會隨之升高，這時應降低爐溫，控制爐溫在指標內(nèi)。 2.3.3.3 常壓塔底液面常壓塔底液面與減壓爐八路進料流量串聯(lián)控制，正常情況下常壓塔地液面控制在30-70%。常壓塔進料溫度、側(cè)線抽出量、塔底吹汽量、塔頂溫度及塔底壓力等參數(shù)對常壓塔底液面都有影

35、響。常壓塔底液面波動的調(diào)節(jié)方法：（1）調(diào)整常壓塔進料量，控制平穩(wěn)常壓爐爐溫；（2）根據(jù)物料平衡，調(diào)整側(cè)線抽出量，抽出量大，液面降低，反之亦然；（3）調(diào)整平穩(wěn)塔底吹汽量；量大或蒸汽壓力高時，液面降低，反之亦然；（4）調(diào)整塔頂溫度及壓力；塔頂溫度高，壓力低時，則塔底液面低。 2.3.3.4 常壓塔汽油干點塔頂溫度、塔頂壓力、初餾塔拔出率，常壓塔吹汽量，塔頂回流溫度、進料溫度、循環(huán)回流溫度、側(cè)線放量、物料平衡等因素對常壓塔汽油干點都有影響。 2.3.3.5 常一線（航煤）初餾點高常一線重沸器出口溫度、塔頂回流溫度、常一線餾出溫度、塔頂壓力、常頂循取熱等因素對常一線質(zhì)量有影響 2.3.3.6 航煤干點

36、高而一線量不大中段回流流量或回流溫度；常二線汽提塔吹汽量；常二線流出量、常三線餾出量、常一線餾出溫度等因素對常一線質(zhì)量都有影響。 2.3.4.7 航煤冰點常一線餾出量、餾出溫度、常一線重沸器出口溫度、常壓塔塔頂壓力、常壓塔底吹汽量或壓力、常頂循取熱、初餾塔拔出率變化、物料平衡等因素對航煤冰點都有影響。 2.3.3.8 常一線閃點常壓頂溫度、初餾塔拔出率、常一線重沸器出口溫度或常三線量、常一線餾出量或餾出溫度、常壓塔底吹汽量或吹汽壓力、壓頂壓力、常頂循取熱等因素對常一線閃點都有影響。 2.3.3.9 常二線凝固點常二線餾出量，抽出溫度，常一線餾出量或常一線餾出溫度，常二線汽提塔氣體蒸汽量，常壓塔

37、底吹汽量或壓力、常二中回流溫度或回流量、爐口溫度等因素對常二線質(zhì)量有影響。 2.3.3.10 常三線初餾點與閃點常二線汽提塔氣體蒸汽量、常一線質(zhì)量餾程、常一中取熱、常二餾出量、常壓塔底吹汽量或溫度、加熱爐出口溫度、塔頂壓力、初餾塔拔出率等因素對常三線質(zhì)量有影響。2.3.4 減壓系統(tǒng) 2.3.4.1 減壓真空度抽真空專線蒸汽壓力、減壓塔頂濕空冷器及噴淋水、減壓塔底吹汽量、減壓爐出口溫度、常壓拔出率、減壓塔頂溫度、頂回流量、減底液面、真空泵本身、設備密封墊、大氣腿管線、減頂瓦斯管線、減頂分水罐液面等因素對鑒定真空度都有影響。本裝置按照干式蒸餾設計，正常塔底不注蒸汽，塔頂壓力控制在12mmHg。減壓

38、真空度下降的原因及調(diào)節(jié)方法：（1）提高抽真空專線蒸汽壓力；（2）當減壓塔塔頂濕空冷器風機?；驀娏芩袛嗷蛄啃r，增開減壓塔頂濕空冷器風機；（3）調(diào)整真空泵熱蒸汽流量恰當，使抽真空系統(tǒng)正常工作；（4）當減壓爐出口溫度高時，油品裂解較多，使真空度下降，應調(diào)整爐溫；（5）當常壓拔出率太低時，減壓進料輕，導致真空度下降，應提高并穩(wěn)定常壓拔出率；（6）塔頂溫度過高，真空度下降，頂回流過大，使溫度過低，也使塔內(nèi)殘壓上升，對操作不利，此時應控制好塔頂溫度，如全塔預熱過剩，可從一中、二中取熱，減少塔頂回流；（7）減底液面過高，停留時間長，操作不當影響真空度，這時應降低減底液面，并防止液面過低，塔底泵抽空。 2

39、.3.4.2 減壓塔頂溫度本裝置減壓塔頂溫度與減頂流量串聯(lián)控制，正常控制塔頂溫度70。塔進料溫度、減一中流量、減二中流量、進料變輕、減頂真空度、各回流返塔溫度等因素對減頂溫度都有影響。減頂溫度異常的調(diào)節(jié)方法：（1）當進料溫度高時，塔頂溫度也會隨之升高，這時應控制好減壓爐溫度在指標內(nèi)；（2）當各部分回流量小時，會使塔頂溫度升高，應及時調(diào)整回流；（3）進料變輕或側(cè)線抽出量的變化會使塔頂溫度過高，這時應控制好常壓塔拔出率，調(diào)整并穩(wěn)定抽出量；（4）塔頂真空度的變化會引起塔頂溫度的變化，真空度高時，油氣化量增大，塔頂溫度會升高，這時應適當調(diào)節(jié)回流量，調(diào)整塔頂溫度在指標內(nèi)；（5）當減一中、減二中回流量小，

40、塔頂回流量增大，塔頂負荷增加時，塔頂溫度會升高，這時應適當調(diào)整回流取熱的分配；（6）當回流返塔溫度高時，會直接導致塔頂溫度升高，這時應調(diào)整換熱，降低回流返塔溫度。 2.3.4.3 減壓塔底液面減壓塔的物料平衡、進料溫度、減壓拔出率、減渣流量、真空度等因素對減底液位都有影響。減壓塔液面異常的調(diào)節(jié)方法：（1）當減壓塔物料不平衡，進料量大，出料少時，應分析無聊不平衡的原因，如進料量大，應盡可能提高常壓拔出率，減少進料量，如側(cè)線流出量小，應在保證質(zhì)量的前提下，提高并穩(wěn)定側(cè)限量（2）當進料溫度低時，塔底液面會偏高，這時應加強爐溫控制；（3）當減壓拔出率低時，應分析拔出率低的原因，如果是吹汽量小則提高吹汽

41、量，如真空度低，則查明原因并提高真空度；2.3.4.4 減壓側(cè)線質(zhì)量調(diào)節(jié)（1）加氫裂化蠟油原料指標有原油粘度、殘?zhí)俊㈤W點、餾程范圍，主要控制油品粘度、殘?zhí)?，如果減壓塔分餾效果好，則油品表現(xiàn)為殘?zhí)康?、餾分窄、顏色淺；（2）減壓塔油品質(zhì)量調(diào)節(jié)原則：當減壓各側(cè)線油品粘度較低時，說明塔內(nèi)回流量過大或各側(cè)線抽出量少。此時可以適當提高側(cè)線流量。當下一線各質(zhì)量指標均偏低時，可以提高本線的抽出量，反之則降低本線的抽出量；（3）若減壓塔拔出率不夠，爐出口溫度不高于指標時，可以提高爐出口溫度或適當加大塔底汽提量；（4）當某一側(cè)線油品餾分寬，這說明分餾效果不好，這種情況應適當調(diào)整本線流量使餾程變窄；（5）當某一側(cè)線

42、不合格時，在調(diào)整過程中要充分注意質(zhì)量與收率的關系。若殘?zhí)扛?，粘度大而收率不高，可適當降低上線的抽出量以增加本線內(nèi)回流，以減輕攜帶現(xiàn)象，從而提高分餾效果；若收率高，可以降低本線流量。2.3.5 輕烴回收系統(tǒng) 2.3.5.1 穩(wěn)定塔頂壓力穩(wěn)定塔頂壓力基本上由塔頂油氣冷凝冷卻量所決定，穩(wěn)定塔頂壓力正?？刂圃?.9MPa。穩(wěn)定塔進料流量與組成、塔頂冷凝情況、塔底熱源情況、回流灌頂壓力、回流是否帶水等因素對塔頂壓力都有影響。穩(wěn)定塔頂壓力異常的調(diào)節(jié)方法：（1）當進料流量和組成發(fā)生變化時，進料中輕組分含量高，流量大，穩(wěn)定塔塔頂壓力降升高，這時應關小塔頂亞控，必要時打開干氣排放閥；（2）塔頂冷后溫度較高，回流

43、溫度高，塔頂負荷大，致使塔頂壓力升高，這時應增開空冷風機，開大噴淋水量，降低回流溫度；（3）穩(wěn)定塔底氣相溫度高時，應調(diào)整重沸器熱源的進入量或調(diào)解熱源溫度；（4）回流罐頂壓力升高時，應開大干氣排放閥開度； 2.3.5.2 穩(wěn)定塔頂溫度本裝置穩(wěn)定塔頂溫度由穩(wěn)定塔頂回流量串聯(lián)控制。正常情況下，塔頂溫度控制在66。穩(wěn)定塔頂進料溫度及流量、塔頂回流溫度、回流塔底熱源、塔頂壓力等因素對塔頂溫度都有影響。穩(wěn)定塔底溫度異常的調(diào)節(jié)方法：（1）當進料溫度升高時，會導致塔頂溫度升高，這時應調(diào)整塔頂空冷和水冷，保持進料溫度的穩(wěn)定；（2）當塔頂冷后溫度較高時，會導致回流溫度高，這時應增開空冷風機，開大噴淋水量；（3）穩(wěn)

44、定塔底氣相溫度變化時，會造成塔頂溫度的波動，這時應調(diào)整重沸器熱源的進入量，保持塔頂溫度的穩(wěn)定； 2.3.5.3 穩(wěn)定塔底氣相溫度穩(wěn)定塔底氣相溫度與穩(wěn)定塔度重沸器熱源串聯(lián)控制。常一中溫度及流量、穩(wěn)定塔進料溫度及流量、穩(wěn)定塔底壓力等因素對塔底氣相溫度有影響。穩(wěn)定塔底氣相溫度波動的調(diào)節(jié)方法：（1）穩(wěn)定熱源常一中的溫度及流量變化會導致穩(wěn)定塔塔底氣相溫度波動，這時應穩(wěn)定常壓部分的取熱，保證常一中溫度及流量的穩(wěn)定；（2）穩(wěn)定塔頂溫度的波動會引起塔底氣相溫度的波動，這時應保持塔頂溫度的穩(wěn)定；（3）進料溫度的升高會導致塔頂溫度的上升，從而導致塔底氣相溫度的波動，這時應適當調(diào)整初餾塔塔頂空冷和水冷，保持進料溫度

45、的穩(wěn)定。 2.3.5.4 穩(wěn)定塔底液位穩(wěn)定塔底的液面與穩(wěn)定塔底出裝置流量串聯(lián)控制。穩(wěn)定塔進料組成、穩(wěn)定塔頂溫度、穩(wěn)定塔頂壓力、穩(wěn)定塔底溫度等因素對塔底液面都有影響。穩(wěn)定塔底液面波動的調(diào)節(jié)方法：（1）穩(wěn)定塔進料溫度升高會導致塔底液面下降，這時應適當調(diào)節(jié)初餾塔塔頂空冷和水冷，保持進料溫度的穩(wěn)定；（2）塔頂冷后溫度較高會導致回流溫度較高，進而導致穩(wěn)定塔底液面波動，這時應開大空冷風機，加大噴淋水量；（3）穩(wěn)定塔底氣相溫度變化會造成塔頂溫度波動，這時應調(diào)整重沸器熱源的進入量，保持塔底溫度穩(wěn)定。2.4 工藝控制條件匯總表序號項目名稱單位設計指標1初餾塔頂溫度1392初餾塔頂壓力Mpa0.2253初側(cè)線抽出

46、溫度1904初餾塔底溫度2325初頂回流溫度406常壓塔頂溫度1347常壓塔頂壓力Mpa0.168常壓塔底溫度3489常壓塔底吹氣量kg/h560010常頂回流溫度4011常壓爐爐出口溫度35812減壓爐爐出口溫度39413過熱蒸汽溫度40014減壓塔頂壓力kPa-99.72515減壓塔頂溫度7016減壓塔底溫度37017穩(wěn)定塔頂溫度6618穩(wěn)定塔底溫度17319穩(wěn)定塔頂壓力Mpa1.020原油進裝置溫度3521液化氣出裝置溫度4022干氣出裝置溫度4023石腦油出裝置溫度4024常頂汽油出裝置溫度4025常一線出裝置溫度4526常二線出裝置溫度6027常三線出裝置溫度6028減一線出裝置溫度12029減二線出裝置溫度13230減三線出裝置溫度14531混合蠟油出裝置溫度12032渣油出裝置溫度151三、工藝計算3.1常減壓物料平衡表序號名稱實沸點餾分收率流率m%kg/ht/dt*104/a一入方1原油10095238122857.1800沙輕原油302857146857.1240俄羅斯原油302857146857.1240阿曼原油403809539142.9320二出方1初頂氣2初頂油16510.92104000249687.363常頂氣0.109522