分馏塔顶油气和顶循系统可以和热水换热.doc

分馏塔顶油气和顶循系统可以和热水换热，热水去作气分装置各塔底重沸器的热源或者是采暖水，一中作为吸收稳定系统解吸塔和稳定塔塔底重沸器的热源，油浆可以和常减压进行热联合，减少燃料气或油用量。首先要判断哪里出现问题，将旋分入口、出口烟气携带的催化剂做浓度、粒度分析，通过分析数据可以判断是什么原因造成再生器跑剂如果再生器跑剂：1、看旋风器入口线速情况，线速过高、过低都有引起催化剂的不正常跑损。2、查看主风分布管或分布板的压降情况，看主风分布管压降是否变化，压降异常，主风分布不好，要引起跑损。流化效果造成跑剂。3、再生器是否有经常超温现像。4、在此之前有没有闷过床，如果有，翼阀出现卡塞情况也有可能，但跑剂量较大。5、一般再生器料腿堵塞可能性较小，除非内部衬里脱落。6、检查仪表反吹风点是否正吹翼阀，造成翼阀打不开或关不严 。特别是反吹风孔板是否加上再生器催化剂跑损主要原因分设备、操作和仪表原因：设备原因：1、翼阀安装角度的偏差大于允许偏差，翼阀安装的角度应按翼阀静态试验的角度，允许偏差在0.3-0.5度，超出范围就会跑剂； 2、料腿被焦块堵塞或被催化剂冲刷泄漏； 3、翼阀的阀板和接触面被催化剂冲刷磨损，有间隙关不严，或阀板卡涩，开关不灵活；操作原因：1、因降主风量，旋分器入口线速低于临界值； 2、再生器超温，催化剂破碎； 3、两器压力波动较大； 4、稀释蒸汽或其他有孔板的蒸汽孔板支路阀没关，或蒸汽带水、反吹蒸汽没安装孔板，催化剂破损严重，或者平衡剂中细粉含量太高； 5、翼阀处在密相床和稀相波动之间，一会被催化剂埋住，一会在气相中； 6、催化剂中细分含量太高；仪表原因：1、双动滑阀突然失灵全开（我厂在今年开工时出现过），压力骤然下降，旋分器线速骤然上升； 2、再生器藏量指示不准；最大限度地保护和恢复催化剂活性及选择性 1再生过程应使催化剂颗粒温升最小（1）.控制再生温度不能太高，高的再生温度增加催化剂蒸汽减活速率及催化剂烧结和磨损。5 w& j8 Z- V) i3 v, I) L; Z G: K（2）.再生过程应选择逆流再生，逆流再生由于高含碳催化剂与低含氧空气接触而高含氧空气与低含碳催化剂接触可避免暴燃而产生热点，因此逆流再生催化剂颗粒温升比并流再生催化剂颗粒温升小。2.控制再生器的水分压最小1 Y% E. Y 5 B6 w3 |- n$ q* E& k* i5 L1 p* n（1）尽量减少再生器的用蒸汽量% W$ m+ E/ u% i. （2）提高汽提效果，降低焦炭中氢含量。Ox$ T（3）采用逆流再生可使大部分氢在床层顶部燃烧, 使得密相床的水分8 c4 6 x. n& x$ M0 i压减少，从而抑制了催化剂的水热失活。# n: n 8 z$ i- R |j（4）采用两段再生，第一段再生虽然水分压大但温度较低，第二段虽温度高但水分压小，可使整个再生过程水热失活降低。3减小重金属V迁移和催化剂中毒. 高温,高氧,高水蒸汽可促进重金属(特别是V)对催化剂的毒害作用。因此，采用单器单段常规再生比采用单器单段完全再生可大大减轻钒对催化剂的毒害作用。不同的再生器型式对催化剂钒中毒的影响也不同。影响顺序如下：单段完全再生;两段烟气分离再生;两段烟气合并再生;单段常规再生- 2 q) T. P) H4 ue4 L$ u5 B4 X8 E+ % Q2 R4.减小催化剂在再生器中的停留时间要尽量采用有效措施提高再生器烧焦强度，以减小再生器藏量从而减少催化剂在再生器中的停留时间。提高烧焦强度有以下措施： ?. T7 v1 G; p: C5 f! 5 z（1）采用较高的再生温度可大大提高烧焦强度，但太高的再生温度将加剧催化剂水热失活及钒中毒，因此，以提高再生温度来提高烧焦强度有利也有弊。一般在700以下提高再生温度可大幅度提高烧焦强度而对催化剂危害影响却较小。而在720以上提高再生温度虽仍可大幅度提高烧焦强度但催化剂水热失活也急剧加剧。故对单段再生其再生温度不易大于700，对两段再生的再生温度不易大于720。（2）采用较高的过剩氧（即完全再生）可提高烧焦强度，但较高的过剩氧不仅浪费动力而且也促进钒污染。因此，以提高过剩氧来提高烧焦强度也应权衡利弊。一般对于原料钒含量较低且有烟机的单段再生宜采用较高的过剩氧（23%）；对于原料钒含量较高的单段再生宜采用较低的过剩氧（12%）；对于两段再生的第二段一般宜采用较高的过剩氧（35%）。（3）.采用带催化剂分配技术的逆流再生，不仅可提高烧焦强度，而且还可减小水蒸汽对催化剂的危害。无论对单段还是两段均是有益而无弊的技术措施。（4）采用较高的床层线速是提高烧焦强度的一种有效手段。但床层线速提高也有不利的一面，由于线速提高床层密度减小，在相同设备尺寸下藏量将减小，在相同藏量下设备尺寸将加大。因此，应适宜提高床层线速，对湍流床线速宜为（5）提高再生压力有利于提高烧焦强度。但压力提高不仅浪费动力而且对反应也不利。因此，再生压力的确定也应适度。对有烟气能量回收的装置或装置扩产改造时压力可适当提高，对小装置没有烟气能量回收的装置压力则应适当降低。 Y# d! S: E) b. u（6）采用高床层逆流再生不仅可减小床层返混从而提高烧焦强度，降低再生催化剂含碳量,而且可减少稀相尾燃。（7）改善主风分配是提高烧焦强度最基本也是最重要的要求。是上述各项措施得于落实的基本保证。5.尽量降低再生催化剂含碳量降低再生催化剂含碳量的目的是为了恢复催化剂活性这是摘自咱们海川论坛某位高手的一篇经典文章，会对大家有帮助！催化裂化装置节能操作与设计建议(一)、再生及烟气能量回收1、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；2、优化特殊工艺装置的操作，降低DCC工艺装置能耗。安庆DCC工艺裂化深度大，裂化反应热高达888.6kJ/kg，是装置能耗较高的原因之一。该设计上也存在缺陷，由于在设计时没有考虑分馏塔顶循环回流，塔顶温度采用冷回流控制，增加了反应回路的压降；塔顶油气完全采用循环水冷却，相当于顶循和塔顶油气的低温余热都没有回收；烟气系统没有烟机，烟气能量没有充分回收，综合起来看，如果能量回收手段完善，DCC工艺本身的能耗不至于太高。3、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；4、改善再生催化剂溢流口设计，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；5、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；6、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。7、烟机在接近临界工况时，可以采取提高主风流量、提高主风压力，允许主风少量过剩的方式，实施烟机发电；8、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；9、设备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；10、提高烟机的同步率和负荷率，降低装置电耗。控制烟机同步率在95%以上；提高烟机负荷率（实际发电量/设计发电量），达到负荷率95%以上。避免牺牲负荷率保证同步率的操作模式。2003年股份公司平均电耗为29kwh/t原料，安庆的DCC由于没有烟机，电耗达到78kwh/t原料，足见烟机对能耗的影响；11、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；12、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180250kw的能量损失；13、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；14、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；15、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；16、控制合适的主风分布器的压降，一般控制在610kPa。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；17、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；18、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；19、取消再生器出口烟气管线上喷汽、*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露点腐蚀；20、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；21、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；22、加强烟道保温，保持再生器出口至烟机入口温降不大于30；23、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；24、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；25、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 140160。；26、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；27、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；28、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；29、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；30、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；31、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；32、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；32、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；（二）、反应分馏33、优化催化原料性质，降低原料残炭，降生焦率。按排烟温度180，耗风指标12.5 Nm3/kg计算，生焦率每上升0.1，则装置总能耗上升0.071 kgNO/t；34、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+V15ppm，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；35、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。36、优选催化剂，采用重油裂解能力强的催化剂和低回炼比操作，以提高目的产品的转化率和收率，减少生焦；37、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；38、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；39、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。40、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；41、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；42、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；43、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；44、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24%，重油催化约占57%，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；45、控制合适的汽提蒸汽的比例，控制汽提蒸汽用量为24kg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；46、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；47、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；48、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；49、停用长期闲置的喷嘴保护蒸汽、MIP开工保护蒸汽等；50、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；51、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；52、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；53、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；54、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；55、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；56、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；57、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；58、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；59、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；60、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；61、改善粗汽油罐破沫网的设计，减少破沫网压降；62、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；63、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；64、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；65、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；66、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；（三）、气压机吸收稳定67、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；68、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；69、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5080%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；70、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；71、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；72、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；73、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；74、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；75、控制稳定塔顶回流比1.72.0，减少塔顶排弃能；76、以汽油蒸气压为限制因素，控制较低的稳定塔底温度