常减压蒸馏装置简介01

1、1 概述概述 100 100万吨万吨/ /年装置基本情况年装置基本情况 常减压最新技术简介常减压最新技术简介 常减压防腐技术介绍常减压防腐技术介绍 常减压蒸馏装置未来发展常减压蒸馏装置未来发展 2 3 常减压蒸馏装置的组成常减压蒸馏装置的组成 对于不同炼厂，常减压装置组成也不一样。一个完整的对于不同炼厂，常减压装置组成也不一样。一个完整的 常减压装置一般由以下几部分组成：常减压装置一般由以下几部分组成： 电脱盐部分电脱盐部分 闪蒸塔或初馏塔闪蒸塔或初馏塔 常压炉常压炉 常压塔常压塔 减压炉减压炉 减压塔减压塔 减顶抽真空系统减顶抽真空系统 换热网络及能量利用系统换热网络及能量利用系统 机泵系统

2、机泵系统 轻烃回收系统轻烃回收系统 三注系统三注系统 控制系统控制系统 4 装置概况： 100万吨/年原料预处理装置采用中石化安庆 分公司的设计数据，由中石化安庆设计院设计； 电脱盐部分主体设备利用原辽河稠油电脱盐设备 （从原40万吨/年焦化装置调用），装置设计处 理能力为年加工轻质原油100万吨，计算规模为 年加 工混合原油130万吨，全年操作时数 为8000小时。 本装置设计 所采用的工艺路线为原油拨头（初馏）常压蒸馏 及减压蒸馏三段分馏工艺，同时在原油拔头之前 设有二级电脱盐设施，其常压部分可生产轻、重 石脑油及汽、柴馏份。减压部分生产的直馏蜡油 可作为催化裂化原料，渣油作为延迟焦化装置

3、的 原料。 5 100100万吨万吨/ /年装置基本情况年装置基本情况 装置特点装置特点 参照目前国内外原料预处理蒸馏工艺过程的现状与发展，根据所加工的混合原油参照目前国内外原料预处理蒸馏工艺过程的现状与发展，根据所加工的混合原油 特点，全厂总加工流程所确定的产品方案和下游装置对原料的要求，本装置采用特点，全厂总加工流程所确定的产品方案和下游装置对原料的要求，本装置采用 电脱盐电脱盐初馏塔初馏塔常压塔常压塔减压塔的工艺路线。减压塔的工艺路线。 1.流程上采用初馏塔、常压塔、减压塔三塔蒸馏模式，原油分一路二段与高温油流程上采用初馏塔、常压塔、减压塔三塔蒸馏模式，原油分一路二段与高温油 品多次换热

4、。品多次换热。 2.初顶、常顶、常一线、常二线采用空冷、水冷两级冷却相结合来调节油品出装初顶、常顶、常一线、常二线采用空冷、水冷两级冷却相结合来调节油品出装 置温度。置温度。 3.初馏塔、常压塔两塔塔盘均采用条形浮阀塔盘。初馏塔、常压塔两塔塔盘均采用条形浮阀塔盘。 4.减压炉逐级扩经，高速转油线无辐射出口阀门。减压炉逐级扩经，高速转油线无辐射出口阀门。 5.减压塔内部结构为全填料，塔底设有汽提蒸汽，可采用干式、湿式或微湿式操减压塔内部结构为全填料，塔底设有汽提蒸汽，可采用干式、湿式或微湿式操 作。作。 6.抽真空系统除二级抽真空外，还在塔顶抽出线加设了增压器，使塔顶真空度不抽真空系统除二级抽真

5、空外，还在塔顶抽出线加设了增压器，使塔顶真空度不 受水蒸汽饱和蒸气压的影响，可以获得较高的真空度。受水蒸汽饱和蒸气压的影响，可以获得较高的真空度。 6 100100万吨万吨/ /年装置基本情况年装置基本情况 工艺原理工艺原理 原料预处理蒸馏是原油加工的第一道工序。本装置是根原料预处理蒸馏是原油加工的第一道工序。本装置是根 据原油中各组份的沸点（挥发度）不同用加热的方法从原油据原油中各组份的沸点（挥发度）不同用加热的方法从原油 中分离出各种石油馏份。其中常压蒸馏蒸馏出低沸点的石脑中分离出各种石油馏份。其中常压蒸馏蒸馏出低沸点的石脑 油、煤油、柴油等组份，而沸点较高的蜡油、渣油等组份留油、煤油、柴

6、油等组份，而沸点较高的蜡油、渣油等组份留 在未被分出的液相中。将常压渣油经过加热后，送入减压蒸在未被分出的液相中。将常压渣油经过加热后，送入减压蒸 馏系统，使常压渣油在避免裂解的较低温度下进行分馏，分馏系统，使常压渣油在避免裂解的较低温度下进行分馏，分 离出柴油、加氢裂化原料、催化裂化原料等二次加工原料，离出柴油、加氢裂化原料、催化裂化原料等二次加工原料， 剩下减压渣油作为焦化装置的原料。剩下减压渣油作为焦化装置的原料。 7 100万吨万吨/年装置外景图年装置外景图 8 100100万吨万吨/ /年装置基本情况年装置基本情况 100万吨万吨/年装置流程简图年装置流程简图 9 100100万吨万

7、吨/ /年装置基本情况年装置基本情况 工艺流程简介工艺流程简介 原油自罐区泵原油自罐区泵101/1、2、3升压进入装置，依次进入换升压进入装置，依次进入换101，换，换102/1、2，换，换 103、换、换104、换、换105、换、换106、换、换107，分别与常顶油气、减一线、减二线（，分别与常顶油气、减一线、减二线（3 ）、常三线、常四线、减三线（）、常三线、常四线、减三线（4）、渣油（）、渣油（4）换热，温度升至）换热，温度升至130左右进一级电脱盐左右进一级电脱盐 罐（容罐（容101/1）进行第一次脱水、脱盐；其中在换）进行第一次脱水、脱盐；其中在换103与换与换104之间注入适量的破

8、乳之间注入适量的破乳 剂及新鲜水（或二级脱盐排水），并在进入容剂及新鲜水（或二级脱盐排水），并在进入容101/1之前再次注入适量的破乳剂及新鲜水之前再次注入适量的破乳剂及新鲜水 。原油自容。原油自容101/1顶部流出，注入适量的破乳剂及顶部流出，注入适量的破乳剂及3-5%的新鲜水，经混合阀和静态混合的新鲜水，经混合阀和静态混合 器充分混合后进入容器充分混合后进入容101/2进入第二次脱水、脱盐。二级排水作为一级脱盐注水回用；进入第二次脱水、脱盐。二级排水作为一级脱盐注水回用； 而一级排水则经换而一级排水则经换120/1、2与新鲜水换热，使温度降至与新鲜水换热，使温度降至60左右排入含硫污水管网

9、，加左右排入含硫污水管网，加 热后的新鲜水作为二级注水使用，电脱盐罐操作压力为热后的新鲜水作为二级注水使用，电脱盐罐操作压力为0.6MPa（表），其电场强度视原油（表），其电场强度视原油 性质不同而调节性质不同而调节 脱后原油自容脱后原油自容101/2顶部流出后，经原油接力泵（泵顶部流出后，经原油接力泵（泵102/1、2）升压分两路换热：）升压分两路换热： 一路依次进入换一路依次进入换108、换、换109/13，换，换110/15，分别与减三线（，分别与减三线（3）、减二线（）、减二线（2 ）、常二中（）、常二中（2）换热升温至）换热升温至224；另一路依次进入换；另一路依次进入换111/1、

10、2，换，换112/1、2，换，换 113/1-3，换，换114、换、换115，分别与常二线、常一中、渣油（，分别与常二线、常一中、渣油（3）、减二线（）、减二线（1）、减三）、减三 线（线（2）换热升温至）换热升温至226。升温后的两路原油汇成一路切向进入初馏塔（塔。升温后的两路原油汇成一路切向进入初馏塔（塔101）的闪蒸）的闪蒸 段。段。 塔塔101共有共有22层塔盘，其中精馏段层塔盘，其中精馏段18层，提馏段层，提馏段4层，塔盘均为顺排条形浮阀，塔层，塔盘均为顺排条形浮阀，塔 顶操作温度顶操作温度100左右，压力左右，压力0.1MPa（根据实际情况结合工艺卡片操作）；塔底温度约（根据实际情

11、况结合工艺卡片操作）；塔底温度约 220，一般不吹汽，该塔无侧线抽出。塔顶油气依次进入空冷器（冷，一般不吹汽，该塔无侧线抽出。塔顶油气依次进入空冷器（冷101/1、2） 10 100100万吨万吨/ /年装置基本情况年装置基本情况 和后冷器（冷和后冷器（冷102）冷凝冷却至）冷凝冷却至40入油气分离罐（容入油气分离罐（容102）进行气、油、水分离。低）进行气、油、水分离。低 压瓦斯排入放空总管，由全厂统一回收利用；含硫污水经泵压瓦斯排入放空总管，由全厂统一回收利用；含硫污水经泵122抽出后送出装置；初顶抽出后送出装置；初顶 油经泵油经泵103抽出，一部分作为回流返塔，一部分作为产品送出装置，视

12、生产方案的不同抽出，一部分作为回流返塔，一部分作为产品送出装置，视生产方案的不同 ，产品为重整料或石脑油组分，塔，产品为重整料或石脑油组分，塔101底拔头原油经泵底拔头原油经泵104/1、2抽出升压后，依次进抽出升压后，依次进 入换入换116、换、换117、换、换118/1、2、换、换119/1、2，分别与渣油（，分别与渣油（2）、常二中（）、常二中（1）、）、 碱三线（碱三线（1）、渣油（）、渣油（1）换热升温至）换热升温至310进入常压炉（炉进入常压炉（炉101）的对流室。拔头原油在）的对流室。拔头原油在 炉内被加热至炉内被加热至360左右，离开炉左右，离开炉101辐射室，切向进入常压分馏

13、塔（塔辐射室，切向进入常压分馏塔（塔102）的闪蒸）的闪蒸 段。段。 塔塔102共有共有48层塔盘，其中精馏段层塔盘，其中精馏段44层，提馏段层，提馏段4层，塔盘型式均为顺排条形浮阀。全塔共层，塔盘型式均为顺排条形浮阀。全塔共 有三次变径，其中提馏段塔径为有三次变径，其中提馏段塔径为2200mm，精馏段，精馏段4#-36#塔径为塔径为2800mm，37#-48# 塔径为塔径为2400mm。100左右，压力左右，压力0.1MPa（根据实际情况结合工艺卡片操作）；塔（根据实际情况结合工艺卡片操作）；塔 顶油气首先进换顶油气首先进换101与原油换热，再依次进入容冷器（冷与原油换热，再依次进入容冷器（

14、冷103/1、2），后冷器（冷），后冷器（冷 104）冷凝冷却至）冷凝冷却至40入油气分离罐（容入油气分离罐（容103）进行气、油、水分离。分离出的低压瓦斯排）进行气、油、水分离。分离出的低压瓦斯排 入放空总管；含流污水经泵入放空总管；含流污水经泵123/1、2抽出后送出装置；常顶油经泵抽出后送出装置；常顶油经泵105/1、2抽出，一抽出，一 部分作为回流返回塔顶，另一部分作为产品（汽油或石脑油）送出装置。塔部分作为回流返回塔顶，另一部分作为产品（汽油或石脑油）送出装置。塔102共设四个共设四个 侧线，其中常一线作为烷基苯料或轻柴馏份，常二线、常三线均为柴油馏份，常四线为重侧线，其中常一线作为

15、烷基苯料或轻柴馏份，常二线、常三线均为柴油馏份，常四线为重 柴或蜡油馏份。四个侧线分别自第柴或蜡油馏份。四个侧线分别自第37层、第层、第25层、第层、第15层、第层、第7层塔盘自流进入汽提塔（层塔盘自流进入汽提塔（ 塔塔103/1-4），进行汽提，汽提出的轻组份和蒸汽分别返回各侧线抽出层的上一层塔盘，各），进行汽提，汽提出的轻组份和蒸汽分别返回各侧线抽出层的上一层塔盘，各 侧线油则分别由泵侧线油则分别由泵106、泵、泵108/1、2，泵，泵110/1、2，泵，泵111自塔自塔103/14底部抽底部抽 出。常一线油依次进入空冷器（冷出。常一线油依次进入空冷器（冷105）,后冷器（冷后冷器（冷10

16、6）冷却至）冷却至40送出装置；送出装置； 11 100100万吨万吨/ /年装置基本情况年装置基本情况 常二线油首先进换常二线油首先进换111/1、2与脱后原油换热，再进空冷器（冷与脱后原油换热，再进空冷器（冷107），后冷器（冷），后冷器（冷 108）冷却至）冷却至50送出装置；常三线油先进换送出装置；常三线油先进换104与脱前原油换热，再进水冷却器（冷与脱前原油换热，再进水冷却器（冷 109）冷至）冷至50送出装置；常四线油先进换送出装置；常四线油先进换105与脱前原油换热后，可作为蜡油馏份并入与脱前原油换热后，可作为蜡油馏份并入 混合蜡油管线；也可作为重柴馏份进冷混合蜡油管线；也可作为

17、重柴馏份进冷109冷却至冷却至60送出装置，此时将常三线并入常送出装置，此时将常三线并入常 二线一起冷却再送出装置。塔二线一起冷却再送出装置。塔102设有两个中段回流，常一中自第设有两个中段回流，常一中自第33层塔盘由泵层塔盘由泵107抽出抽出 后经换后经换112/1、2与脱后原油换热后再返回第与脱后原油换热后再返回第36层塔盘。常二中自第层塔盘。常二中自第21层塔盘由泵层塔盘由泵109/1 、2抽出经换抽出经换117、换、换110/15依次与拔头原油，脱后原油换热后再返回第依次与拔头原油，脱后原油换热后再返回第24层塔盘。层塔盘。 塔塔102底每小时吹入底每小时吹入400的过热蒸汽的过热蒸汽

18、2000kg左右。常压重油经泵左右。常压重油经泵112/1、2抽出进入减抽出进入减 压炉（炉压炉（炉102）的对流室，在炉内被加热至）的对流室，在炉内被加热至390左右离开炉左右离开炉102的辐射室经低速转油的辐射室经低速转油 线径向进入减压塔（塔线径向进入减压塔（塔104）的闪蒸段。）的闪蒸段。 塔塔104顶部真空度为顶部真空度为-97KPa左右，温度左右，温度50左右。塔顶设有三级蒸汽抽真空系统。减顶左右。塔顶设有三级蒸汽抽真空系统。减顶 油气及抽空蒸汽依次经过冷油气及抽空蒸汽依次经过冷110、冷、冷111、冷、冷112冷凝冷却后进入油水分离罐（容冷凝冷却后进入油水分离罐（容104 ）进气

19、汽、油、水分离。分离出的低压瓦斯送炉）进气汽、油、水分离。分离出的低压瓦斯送炉102低压瓦斯火嘴燃烧，含硫污水经泵低压瓦斯火嘴燃烧，含硫污水经泵 124/1、2，抽出后送出装置，减顶污油经泵，抽出后送出装置，减顶污油经泵113/1、2抽出后送出装置。减压塔共设三个抽出后送出装置。减压塔共设三个 侧线及三个中段回流。其中减一线由泵侧线及三个中段回流。其中减一线由泵114抽出经换抽出经换102/1、2与脱前原油换热后，一与脱前原油换热后，一 路作为中段回流返塔，另一路并入混和蜡油管线。减二线由泵路作为中段回流返塔，另一路并入混和蜡油管线。减二线由泵115/1、 2抽出经换抽出经换114 、换、换1

20、09/13与脱前原油换热后，一路作为中段回流返塔，另一路继续经换与脱前原油换热后，一路作为中段回流返塔，另一路继续经换103与脱与脱 前原油换热后，并入混合蜡油管线。减三线由泵前原油换热后，并入混合蜡油管线。减三线由泵116/1、2抽出后，一路作为净洗涤油直抽出后，一路作为净洗涤油直 接打入塔接打入塔104的净洗段，另一路经换的净洗段，另一路经换-118/1.2.与拔头原油换热后再分两路，一路作为中与拔头原油换热后再分两路，一路作为中 段回流返塔，另一路经换段回流返塔，另一路经换115、换、换108、换、换106依次与脱后原油，脱前原油换热后并依次与脱后原油，脱前原油换热后并 入混合蜡油管线。

21、塔入混合蜡油管线。塔104设有净洗和脏洗两段洗涤工艺。净洗为一次通过式洗涤流程，设有净洗和脏洗两段洗涤工艺。净洗为一次通过式洗涤流程， 12 100100万吨万吨/ /年装置基本情况年装置基本情况 净洗油直接由减三线提供；脏洗为循环洗涤流程，脏洗油经泵净洗油直接由减三线提供；脏洗为循环洗涤流程，脏洗油经泵117抽出后，大部分直接抽出后，大部分直接 循环返塔，少量脏洗油并入蜡油管线或打入常压重油泵入口。汇在一起的混合蜡油可直接循环返塔，少量脏洗油并入蜡油管线或打入常压重油泵入口。汇在一起的混合蜡油可直接 送出装置（热出料），也可经蜡油冷却器（冷送出装置（热出料），也可经蜡油冷却器（冷113）冷至

22、）冷至80左右送出装置（冷出料）左右送出装置（冷出料） 。塔。塔104底部的高温渣油由泵底部的高温渣油由泵118/1、2抽出后，经换抽出后，经换119/1、2、换、换116、换、换113/13 ，换，换107依次与拔头原油、脱后原油、脱前原油换热后，进渣油冷却器（冷依次与拔头原油、脱后原油、脱前原油换热后，进渣油冷却器（冷114）冷至）冷至 120左右送出装置。左右送出装置。 13 指标名称 项 目单 位指 标 主要主要操作操作 指标指标 常压炉分支出口温度3603 减压炉分支出口温度 （减渣方案） 3783 减压炉分支出口温度 （常渣方案） 3653 两炉分支温差 5 两炉炉膛温度800 初

23、顶压力Mpa0.1 常顶压力Mpa0.1 减顶真空度kpa -95 减顶温度35100 初顶温度95120 常顶温度100135 冷蜡油出装置温度5595 装置的主要操作条件装置的主要操作条件 14 指标名称 项 目单 位指 标 动力工艺指标动力工艺指标 循环水上水温度33 循环水压力MPa0.35 循环水返回温度43 1.0 MPa蒸汽温度185250 1.0 MPa蒸汽压力MPa0.801.20 净化风压力MPa0.4.5 非净化风压力MPa0.4 新鲜水压力MPa0.35 燃料气压力MPa0.400.60 装置的主要操作条件装置的主要操作条件 15 原油含盐、含水的危害 增加石油运输、贮

24、存的负荷（水） 影响加工过程中的平稳操作（水） 增加过程中的能量消耗（水） 造成设备和管道的结垢和堵塞（盐） 腐蚀管线和设备（盐） 16 基本原理 n 原油的电脱盐主要是在原油中加入一定量 的水和一定浓度的破乳剂，经过一定程度的混 合，在一定的温度下达到溶解原油中的盐类和 破坏原油本身的乳化液的目的，在电场的作用 下，使微小的水滴结成大水滴，依靠油水密度 差使油水分离，由于原油中的大部分盐类溶解 于水中，因此在脱水的同时，也将原油中的大 部分盐类脱除。 17 m电脱盐工艺和设备的主要特点 m（1）本装置流程上采用一路二级脱盐方式，可切出任意一个脱盐罐，也 可将脱盐装置切出原料预处理装置。 m（

25、2）脱盐注水使用新鲜水、软化水、脱盐二次排水及污水汽提净化水， 注水流程灵活，一次注水一般注在换103、换104之间，也可注在1#罐的 入口，二次排水可注在1#罐的入口，二次注水在2#罐的入口。 m（3）罐底部设有水冲洗系统，作用是用水冲洗罐底部的油泥、沙子。 m（4）电脱盐变压器采用交流全阻抗防爆变压器。 m（5）电脱盐罐内极板采用二层水平方式，下层极板通电，下极板与上极 板为强电场区，下极板与油水界面为弱电场区。 18 19 电脱盐装置工艺流程 二级脱盐罐 新鲜水 二级排水 一级注水泵 一级脱盐罐 破乳剂 沉渣冲洗线 原油 一级排水一级排水 20 电脱盐装置达标指标 m1、脱后原油含盐量3

26、mg/l， m2、脱后原油含水量0.3%， m3、电脱盐污水含油量200ppm， 21 造成运行电脱盐工况不理想的主要原因：造成运行电脱盐工况不理想的主要原因： a.a.原油品种发生变化，破乳剂的品种、注入量没有随之原油品种发生变化，破乳剂的品种、注入量没有随之 调整，造成破乳、脱盐效果下降；调整，造成破乳、脱盐效果下降； b.b.电脱盐操作条件没有随原油品种、处理量的变化及时电脱盐操作条件没有随原油品种、处理量的变化及时 调整优化；调整优化； c.c.常减压蒸馏装置扩量，而电脱盐单元没有相应配套扩常减压蒸馏装置扩量，而电脱盐单元没有相应配套扩 量，导致原油在电脱盐过程中线速偏高，脱盐停留时间

27、量，导致原油在电脱盐过程中线速偏高，脱盐停留时间 偏短；偏短； d.d.管理不严，脱盐后含盐分析、考核工作做得不好，没管理不严，脱盐后含盐分析、考核工作做得不好，没 有作为常减压蒸馏装置的重要工艺参数进行考核有作为常减压蒸馏装置的重要工艺参数进行考核 22 加热炉是常减压装置中重要的一环，能耗占整个装置能加热炉是常减压装置中重要的一环，能耗占整个装置能 耗的耗的70%70%以上，所以搞好加热炉的平稳操作，对整个装以上，所以搞好加热炉的平稳操作，对整个装 置的平稳运行及节能降耗有重要作用。置的平稳运行及节能降耗有重要作用。 炉管内物料所吸收的热量占燃料燃烧所发出的热量及其炉管内物料所吸收的热量占

28、燃料燃烧所发出的热量及其 它供热之和的百分数即为加热炉的热效率。它供热之和的百分数即为加热炉的热效率。 它是表明它是表明 燃料有效利用率的一个指标，是加热炉操作的一个主要燃料有效利用率的一个指标，是加热炉操作的一个主要 工艺参数。工艺参数。 加热炉热效率随烟气排出温度的高低、过剩空气系数大加热炉热效率随烟气排出温度的高低、过剩空气系数大 小、炉体保温情况及燃料完全燃烧程度而不同，变化范小、炉体保温情况及燃料完全燃烧程度而不同，变化范 围很大。在常用的过剩空气系数条件下，根据经验，一围很大。在常用的过剩空气系数条件下，根据经验，一 般排烟温度每降低般排烟温度每降低17201720，则炉效率可提高

29、，则炉效率可提高1%1%。因此。因此 开好空气预热系统是降低排烟温度、提高加热炉热效率开好空气预热系统是降低排烟温度、提高加热炉热效率 的有效措施。的有效措施。 23 过大的过剩空气系数同样也会严重影响加热炉热效率。过大的过剩空气系数同样也会严重影响加热炉热效率。 排烟温度愈高，其影响也就愈大，在排烟温度为排烟温度愈高，其影响也就愈大，在排烟温度为 200500200500范围内时，过剩空气系数每下降范围内时，过剩空气系数每下降0.10.1，可提高，可提高 加热炉热效率加热炉热效率0.81.9%0.81.9%，这就是人们目前普遍强调的严，这就是人们目前普遍强调的严 格调节、控制适量的过剩空气系

30、数的原因所在。炉体散格调节、控制适量的过剩空气系数的原因所在。炉体散 热量约占燃料总发热量的热量约占燃料总发热量的24%24%，因此加强加热炉的隔热，因此加强加热炉的隔热 保温也是非常重要的。保温也是非常重要的。 加热炉热效率简化计算式加热炉热效率简化计算式. .xlsxls 24 提高加热炉热效率措施：提高加热炉热效率措施： 1 1 降低排烟温度：降低排烟温度： 1) 1) 开好加热炉余热回收系统，回收利用好烟气余热。开好加热炉余热回收系统，回收利用好烟气余热。 2) 2) 开好加热炉吹灰器。在日常运行中定时吹灰是降低开好加热炉吹灰器。在日常运行中定时吹灰是降低 排烟温度、提高加热炉热效率的

31、措施之一。此外，在停排烟温度、提高加热炉热效率的措施之一。此外，在停 工检修期间，清除炉管表面的积垢也可强化对流传热过工检修期间，清除炉管表面的积垢也可强化对流传热过 程，从而降低排烟温度。程，从而降低排烟温度。 3) 3) 精心操作，确保炉膛温度均匀，防止局部过热和管精心操作，确保炉膛温度均匀，防止局部过热和管 内结焦，是保证炉管正常传热能力的必要条件。若管内内结焦，是保证炉管正常传热能力的必要条件。若管内 结焦则传热能力降低，炉膛温度和排烟温度都将随之而结焦则传热能力降低，炉膛温度和排烟温度都将随之而 升高。升高。 4) 4) 清理炉管积灰清理炉管积灰 25 对流室清理前后对比图对流室清理

32、前后对比图 26 2 2降低加热炉过剩空气系数：降低加热炉过剩空气系数： 1) 1) 调节好调节好“三门一板三门一板”，在保证完全燃烧的前提下，在保证完全燃烧的前提下， 尽量降低入炉空气量。尽量降低入炉空气量。 2) 2) 炉体不严、漏风量多是造成过剩空气系数大的主要炉体不严、漏风量多是造成过剩空气系数大的主要 原因之一。消除漏风不但简单易行，而且效果显著。如原因之一。消除漏风不但简单易行，而且效果显著。如 将加热炉所有漏风点（如停用的火嘴、看火孔、人孔等将加热炉所有漏风点（如停用的火嘴、看火孔、人孔等 ）全部堵封，可以使加热炉热效率得以显著提高。）全部堵封，可以使加热炉热效率得以显著提高。

33、27 3 3减少炉壁散热损失：减少炉壁散热损失： 1) 1) 控制炉膛温度，不得超温，以免烧坏炉墙，导致炉控制炉膛温度，不得超温，以免烧坏炉墙，导致炉 壁温度升高，散热损失增大。壁温度升高，散热损失增大。 2) 2) 搞好炉子的检修，保证炉墙没有大的裂纹和孔洞，搞好炉子的检修，保证炉墙没有大的裂纹和孔洞， 使烟气不致串入炉墙和炉壁之间造成炉壁局部温度过高使烟气不致串入炉墙和炉壁之间造成炉壁局部温度过高 。 4 4搞好加热炉操作，确保燃料燃烧完全：搞好加热炉操作，确保燃料燃烧完全： 1) 1) 采用多火嘴，短火焰，齐火苗，火焰不扑炉管的操采用多火嘴，短火焰，齐火苗，火焰不扑炉管的操 作，严防局部

34、过热。作，严防局部过热。 2) 2) 严格按照工艺指标控制炉出口温度，在操作上做到严格按照工艺指标控制炉出口温度，在操作上做到 勤检查，细分析，稳调节。勤检查，细分析，稳调节。 28 3) 3) 根据炉子负荷及时调整火嘴数量及阀位开度。根据炉子负荷及时调整火嘴数量及阀位开度。 4) 4) 炉膛保持合适的负压，同时炉膛清晰明亮，火焰正炉膛保持合适的负压，同时炉膛清晰明亮，火焰正 常。常。 5) 5) 在烧瓦斯时火焰无力摆来摆去，颜色暗红，需增大在烧瓦斯时火焰无力摆来摆去，颜色暗红，需增大 烟道挡板或风门，若火焰过长，可适当增大风门或关小烟道挡板或风门，若火焰过长，可适当增大风门或关小 烟道挡板。

35、烟道挡板。 6) 6) 检查炉管、弯头箱是否变形，炉墙、管架、管钩的检查炉管、弯头箱是否变形，炉墙、管架、管钩的 颜色是否基本一致，如有局部发红是局部过热的表现。颜色是否基本一致，如有局部发红是局部过热的表现。 29 精馏过程是在装有很多塔盘的精馏塔内进精馏过程是在装有很多塔盘的精馏塔内进 行的。塔底吹入水蒸汽，塔顶有回流。经加热行的。塔底吹入水蒸汽，塔顶有回流。经加热 炉加热的原料以汽液混合物的状态进人精馏塔炉加热的原料以汽液混合物的状态进人精馏塔 的汽化段，经一次汽化，使汽液分开。未汽化的汽化段，经一次汽化，使汽液分开。未汽化 的重油流向塔底，通过提馏进一步蒸出其中所的重油流向塔底，通过提

36、馏进一步蒸出其中所 含的轻组份。从汽化段上升的油汽与下降的液含的轻组份。从汽化段上升的油汽与下降的液 体回流在塔盘上充分接触，汽相部分中较重的体回流在塔盘上充分接触，汽相部分中较重的 组份冷凝，液相部分中较轻的组份汽化。因此组份冷凝，液相部分中较轻的组份汽化。因此 ，油汽中易挥发组份的含量将因液体的部分汽，油汽中易挥发组份的含量将因液体的部分汽 化，使液相中易挥发组份向汽相扩散而增多；化，使液相中易挥发组份向汽相扩散而增多； 油汽中难挥发组份的含量因汽体的部分冷凝，油汽中难挥发组份的含量因汽体的部分冷凝， 使汽相中难挥发组份向液相扩散而增多。这样使汽相中难挥发组份向液相扩散而增多。这样 ，同一

37、层塔板上互相接触的汽液两相就趋向平，同一层塔板上互相接触的汽液两相就趋向平 衡。通过多次这样的质量、热量交换，就能达衡。通过多次这样的质量、热量交换，就能达 到精馏目的到精馏目的 30 常压塔塔内图常压塔塔内图初馏塔塔内图初馏塔塔内图 31 抽真空系统原理：抽真空系统原理： 工作蒸汽通过喷嘴形成的高速度，蒸汽压力转变为速度能，与吸入工作蒸汽通过喷嘴形成的高速度，蒸汽压力转变为速度能，与吸入 的气体在混合室混合后进入扩压室。在扩压室中，速度逐渐降低，的气体在混合室混合后进入扩压室。在扩压室中，速度逐渐降低， 速度能又转化成压力能，从而使抽空器排出的混合气体压力显著高速度能又转化成压力能，从而使抽

38、空器排出的混合气体压力显著高 于吸入室的压力于吸入室的压力 32 换换 116116 - - 119119 塔塔101 炉炉101 泵泵104/1.2 泵泵112/1.2 炉炉102 泵泵103 泵泵122 容容102 初顶油出装置初顶油出装置 注氨、缓蚀剂注氨、缓蚀剂 空冷空冷 101/1.2101/1.2 冷冷102 初顶瓦斯初顶瓦斯 含硫污水含硫污水 泵泵105 泵泵123/1.2 容容103 常顶油出装置常顶油出装置 注氨、缓蚀剂注氨、缓蚀剂 冷冷104 空冷空冷 103/1.2 常顶瓦斯常顶瓦斯 含硫污水含硫污水 换换101 注氨、缓蚀剂注氨、缓蚀剂 原油原油 自罐自罐 区来区来 电

39、脱盐罐电脱盐罐 容容 101/1.2101/1.2 换换101-107 换换 111111 -115-115 换换 108108 - - 110110 泵泵102/1.2102/1.2 排排 水水 影响真空度的原因分析：影响真空度的原因分析： 1 1、蒸汽喷射器使用的、蒸汽喷射器使用的 蒸汽压力不足蒸汽压力不足 2 2、塔顶冷凝器和各级水冷器使用的循环水温度偏高或者压力、塔顶冷凝器和各级水冷器使用的循环水温度偏高或者压力 偏低。偏低。 3 3、减压塔塔顶温度偏高。、减压塔塔顶温度偏高。 4 4、减压炉出口温度偏高或者减压塔进料组成变化。、减压炉出口温度偏高或者减压塔进料组成变化。 5 5、减压

40、塔塔底注汽偏大或者炉管注汽偏大。、减压塔塔底注汽偏大或者炉管注汽偏大。 6 6、减压塔塔底液位偏高。、减压塔塔底液位偏高。 7 7、减压塔塔顶罐液位装满。、减压塔塔顶罐液位装满。 8 8、蒸汽抽真空器本身故障。、蒸汽抽真空器本身故障。 9 9、减压塔顶罐水封被破坏。、减压塔顶罐水封被破坏。 1010、减顶尾气后路不通。、减顶尾气后路不通。 1111、减压塔塔体泄露。、减压塔塔体泄露。 33 高温部位改造：高温部位改造： 100万吨万吨/年常减压装置部分高温部位管线设备腐蚀较为严重，拟年常减压装置部分高温部位管线设备腐蚀较为严重，拟 将工艺温度将工艺温度260以上的部分高温工艺管线更换为以上的部

41、分高温工艺管线更换为321材质，此项改材质，此项改 造在造在2007年大修期间实施。年大修期间实施。 具体更换管线名称如下：具体更换管线名称如下： 一、常压塔底抽出线至减压炉对流室入口。一、常压塔底抽出线至减压炉对流室入口。 二、减二线抽出至换二、减二线抽出至换114出口出口(到第一组入口及副线入口到第一组入口及副线入口)。 三、减三线抽出至换三、减三线抽出至换115出口出口(到第一组入口及副线入口到第一组入口及副线入口)及回流及回流 线，净洗油线。线，净洗油线。 四、洗涤油线抽出至返塔线，洗涤油去常底泵线，洗涤油去蜡四、洗涤油线抽出至返塔线，洗涤油去常底泵线，洗涤油去蜡 油线。油线。 五、减

42、压塔底抽出至换五、减压塔底抽出至换113(到第一组入口及副线入口到第一组入口及副线入口)入口。入口。 六、常压炉出口至常压塔进料线。六、常压炉出口至常压塔进料线。 七、两炉燃料油系统管线七、两炉燃料油系统管线 八、两炉炉管（除过热蒸汽炉管）。八、两炉炉管（除过热蒸汽炉管）。 34 减压塔塔内件升级改造：减压塔塔内件升级改造： 100100万吨万吨/ /年原料预处理装置原年原料预处理装置原 设计为低硫低酸原油，开车后设计为低硫低酸原油，开车后 一直加工低酸燃料油，海化集一直加工低酸燃料油，海化集 团团20092009年进入海油后，开始加年进入海油后，开始加 工海洋含酸原油，加工原油主工海洋含酸原

43、油，加工原油主 要以要以BZ25-1BZ25-1为主，酸值为为主，酸值为 2.09mgKOH/g2.09mgKOH/g左右，腐蚀性强，左右，腐蚀性强， 减压塔出现集油箱一直难以建减压塔出现集油箱一直难以建 立液位，产品收率偏低等现象立液位，产品收率偏低等现象 ，在，在20112011年大修期间发现塔内年大修期间发现塔内 件腐蚀较严重，对塔内件进行件腐蚀较严重，对塔内件进行 了升级改造，材质由了升级改造，材质由304304升级成升级成 316L316L，进料段升级成，进料段升级成317L317L。 35 加热炉余热回收改造：加热炉余热回收改造： 原料蒸馏装置有常压炉和减压炉各一台，两台加热炉分原

44、料蒸馏装置有常压炉和减压炉各一台，两台加热炉分 别设置有烟气余热回收系统，预热器采用热管空气预热别设置有烟气余热回收系统，预热器采用热管空气预热 器，设有引风机和鼓风机。根据生产的需要，常减压装器，设有引风机和鼓风机。根据生产的需要，常减压装 置处理量会进一步提高，相应加热炉负荷会进一步增大置处理量会进一步提高，相应加热炉负荷会进一步增大 ，排烟温度有时会达到，排烟温度有时会达到300300以上，造成能源的浪费及以上，造成能源的浪费及 环境污染的增加。环境污染的增加。 为了降低环境污染、燃料消耗及满足装置扩能要求，在为了降低环境污染、燃料消耗及满足装置扩能要求，在 20122012年对加热炉预

45、热回收系统进行重新的技术设计升级年对加热炉预热回收系统进行重新的技术设计升级 改造。经设计单位设计，利旧现有的预热器，引风机，改造。经设计单位设计，利旧现有的预热器，引风机， 鼓风机。在热管预热器上部增加高温段空气预热器。高鼓风机。在热管预热器上部增加高温段空气预热器。高 温烟气温烟气471471，经过高温空气预热器降低到，经过高温空气预热器降低到280280左右。左右。 然后然后280280烟气进入热管空气预热器，最终烟气烟气进入热管空气预热器，最终烟气190190排排 出。加热炉热效率提高到出。加热炉热效率提高到88%88%以上。以上。 36 余热回收改造前后对比图余热回收改造前后对比图

46、37 换热网络窄点技术优化原理换热网络窄点技术优化原理 它主要是对过程系统的整体进行优化设计，包括冷热物它主要是对过程系统的整体进行优化设计，包括冷热物 流之间的恰当匹配，冷热公用工程的类型和加热器冷却流之间的恰当匹配，冷热公用工程的类型和加热器冷却 器及系统中的一些设备如分离器、蒸发器等设备在网络器及系统中的一些设备如分离器、蒸发器等设备在网络 中的合适放置位置；节能、投资和可操作性的三维权衡中的合适放置位置；节能、投资和可操作性的三维权衡 。最终的优化目标是总年运行费用与初投资费用之和最。最终的优化目标是总年运行费用与初投资费用之和最 小。在优化的目标方面，窄点技术最初是以能量为系统小。在

47、优化的目标方面，窄点技术最初是以能量为系统 的目标，然后发展为以总费用为目标，又进一步考虑过的目标，然后发展为以总费用为目标，又进一步考虑过 程系统的安全性、可操作性、对不同工况的适应性和对程系统的安全性、可操作性、对不同工况的适应性和对 环境的影响等非定量的过程目标。因此窄点技术不仅可环境的影响等非定量的过程目标。因此窄点技术不仅可 以用于热回收换热网络的优化集成，而且可用于合理设以用于热回收换热网络的优化集成，而且可用于合理设 置热机和热泵、确定公用工程的等级和用量，去除置热机和热泵、确定公用工程的等级和用量，去除“瓶瓶 颈颈”提高生产能力，分离设备的集成，减少生产用水，提高生产能力，分离

48、设备的集成，减少生产用水， 减少废气污染排放等。减少废气污染排放等。 38 炉管炉管ATTATT陶瓷涂层技术陶瓷涂层技术 ATT ATT陶瓷涂层技术是在物体表面喷涂一层具有高发陶瓷涂层技术是在物体表面喷涂一层具有高发 射率（射率（0.920.92）的陶瓷涂层材料。通过高温（）的陶瓷涂层材料。通过高温（300300）处）处 理，在物体表面形成一层陶瓷膜。使物体表面具有很强理，在物体表面形成一层陶瓷膜。使物体表面具有很强 的热辐射能力和辐射吸收能力，从而使辐射传热的效率的热辐射能力和辐射吸收能力，从而使辐射传热的效率 提高，达到节能减排的目的。提高，达到节能减排的目的。 技术原理：技术原理： 根据

49、基尔霍夫定律，材料的吸收率与发射率相等。当根据基尔霍夫定律，材料的吸收率与发射率相等。当 物体表面的发射率提高后，它的吸收热量的能力也相应物体表面的发射率提高后，它的吸收热量的能力也相应 提高。由于在高温条件下，热量传递以辐射为主，当被提高。由于在高温条件下，热量传递以辐射为主，当被 加热物体表面喷涂加热物体表面喷涂ATTATT陶瓷涂层后，极大提高了被加热陶瓷涂层后，极大提高了被加热 体吸收和发射热量的能力，在同样的加热条件下，由于体吸收和发射热量的能力，在同样的加热条件下，由于 传热能力的提高，必将大大提高热能的利用效率，从而传热能力的提高，必将大大提高热能的利用效率，从而 达到节能的目的。

50、达到节能的目的。 39 优点：优点： 节能增效节能增效 提高耐火衬层表面的发射率提高耐火衬层表面的发射率, ,从而增加辐射热从而增加辐射热( (能量能量) ) 的二次辐射的二次辐射 提高工艺管道热吸收能力提高工艺管道热吸收能力 外壁温度降低外壁温度降低10%10%以上以上 节约燃料消耗节约燃料消耗3%3%以上以上 提高加热炉内温度均匀性、稳定性提高加热炉内温度均匀性、稳定性50% 50% 炉外壁温度和排烟温度降低炉外壁温度和排烟温度降低10%10%以上以上 40 减排环保减排环保 NOXNOX含量排放减少含量排放减少10%10%以上以上 降低炉表及排烟温度，减少炼化企业加热炉污染降低炉表及排烟

51、温度，减少炼化企业加热炉污染 延长加热炉工艺管道及耐火衬层寿命延长加热炉工艺管道及耐火衬层寿命 。 ATTATT陶瓷涂层与衬里附着力好，形成陶瓷膜，能保护陶瓷涂层与衬里附着力好，形成陶瓷膜，能保护 衬里不被烟气腐蚀，延长衬里使用寿命。衬里不被烟气腐蚀，延长衬里使用寿命。 炉管表面陶瓷涂层不龟裂，防止炉管表面结焦、结炉管表面陶瓷涂层不龟裂，防止炉管表面结焦、结 垢。提高了炉管的冶金稳定性，保证了加热炉的长周期垢。提高了炉管的冶金稳定性，保证了加热炉的长周期 运行。延长一个检修周期（运行。延长一个检修周期（4 4年）寿命。年）寿命。 41 ATTATT陶瓷涂层施工前后对比陶瓷涂层施工前后对比 42

52、 辐射室炉管结垢辐射室炉管结垢 43 加热炉低氮燃烧器原理：加热炉低氮燃烧器原理： 燃烧机理主要是：在主燃烧区缺氧燃烧，因为燃烧机理主要是：在主燃烧区缺氧燃烧，因为NOxNOx化物化物 的生成基本就在燃料着火阶段产生的，缺氧燃烧会抑制的生成基本就在燃料着火阶段产生的，缺氧燃烧会抑制 氮氧化物生成，同时缺氧燃烧还会使燃烧区域温度降低氮氧化物生成，同时缺氧燃烧还会使燃烧区域温度降低 ，同样也会抑制氮氧化物的生成。为了使燃料充分燃烧，同样也会抑制氮氧化物的生成。为了使燃料充分燃烧 、燃尽，在燃烧阶段送入大量的风，因为燃烧阶段氮氧、燃尽，在燃烧阶段送入大量的风，因为燃烧阶段氮氧 化物生成相对较少。化物

53、生成相对较少。 齐鲁石化齐鲁石化 800万吨万吨/年常减压装置在年常减压装置在2010年年3月份原始开月份原始开 车成功，自装置开车以来，加热炉烟气中氮氧化物含量车成功，自装置开车以来，加热炉烟气中氮氧化物含量 基本维持在基本维持在70ppm左右，一般不超过左右，一般不超过90ppm，使用过，使用过 程中比较稳定。程中比较稳定。 44 齐鲁石化低氮燃烧器外观齐鲁石化低氮燃烧器外观 45 减压塔深拔技术简介：减压塔深拔技术简介： 减压深拔操作可以有效降低渣油收率，提高减压渣减压深拔操作可以有效降低渣油收率，提高减压渣 油的残炭和密度，充分发挥焦化装置的运营能力，提高油的残炭和密度，充分发挥焦化装

54、置的运营能力，提高 轻油收率，降低燃料油收率，提高了高附加值产品收率轻油收率，降低燃料油收率，提高了高附加值产品收率 。在原油价格持续高价位的形势下，通过减压深拔操作。在原油价格持续高价位的形势下，通过减压深拔操作 ，优化重油系统的加工模式不仅可以达到节能减排的目，优化重油系统的加工模式不仅可以达到节能减排的目 的，还能够把采购的较低价格的高硫重质原油的经济效的，还能够把采购的较低价格的高硫重质原油的经济效 益最大限度地显现出来。益最大限度地显现出来。 46 影响减压深拔的因素分析：影响减压深拔的因素分析： 1 油气分压和温度对减压深拔的影响，进料温度越高或油气分压和温度对减压深拔的影响，进料

55、温度越高或 烃分压越低烃分压越低, 则进料段的汽化率越大则进料段的汽化率越大, 总拔出率越高。但总拔出率越高。但 是减压炉出口温度过高，会造成油品分解，在塔内产生是减压炉出口温度过高，会造成油品分解，在塔内产生 结焦的问题。结焦的问题。 2 雾沫夹带量对减压深拔的影响，进料段的雾沫夹带量雾沫夹带量对减压深拔的影响，进料段的雾沫夹带量 会影响减压塔蜡油的产品质量。另外会影响减压塔蜡油的产品质量。另外, 被夹带上去的油被夹带上去的油 滴还会使闪蒸段以上部分的塔内件严重结焦。滴还会使闪蒸段以上部分的塔内件严重结焦。 3 工艺流程不完善对减压深拔的影响，较早的蒸馏装置工艺流程不完善对减压深拔的影响，较

56、早的蒸馏装置 设计减压塔没有减底急冷油流程，减底温度没有很好的设计减压塔没有减底急冷油流程，减底温度没有很好的 控制手段，塔底温度上升后，容易造成减压塔底结焦，控制手段，塔底温度上升后，容易造成减压塔底结焦， 塔底泵抽空等现象，对塔顶真空度的控制和装置的长周塔底泵抽空等现象，对塔顶真空度的控制和装置的长周 期运行有着不利影响。期运行有着不利影响。 47 4 、减压炉出口温度较低对减压深拔的影响、减压炉出口温度较低对减压深拔的影响 。 5 汽化段的真空度较低对减压深拔的影响汽化段的真空度较低对减压深拔的影响 ，装置减压进，装置减压进 料段的真空度较低，直接影响了常压渣油的汽化率和减料段的真空度较

57、低，直接影响了常压渣油的汽化率和减 压系统的拔出深度。汽化段的真空度主要受以下两方面压系统的拔出深度。汽化段的真空度主要受以下两方面 的限制：的限制： 1). 塔顶真空度。塔顶真空度。 2.) 塔内件压降。塔内件压降。 48 提高减压装置拔出率的途径提高减压装置拔出率的途径 1 、提高减压炉出口温度、提高减压炉出口温度 减压炉出口温度是影响装置减压深拔的减压炉出口温度是影响装置减压深拔的 最关键要素。最关键要素。 2、 减压炉管注汽减压炉管注汽 提高炉管内油品的流速。提高炉管内油品的流速。 3 、减压塔塔底吹入适当蒸汽、减压塔塔底吹入适当蒸汽 在减压塔底适当吹入蒸汽，采用干在减压塔底适当吹入蒸

58、汽，采用干 湿结合方式，降低汽化段轻组分的油品分压；湿结合方式，降低汽化段轻组分的油品分压； 4、增加急冷油系统、增加急冷油系统 为了避免减压塔底结焦和减少裂解气体的生成为了避免减压塔底结焦和减少裂解气体的生成 。 5 、优化洗涤段、优化洗涤段 要确保洗涤段底部填料保持润湿，合理的喷淋密要确保洗涤段底部填料保持润湿，合理的喷淋密 度能够保证总拔出率和减压馏分油的质量，洗涤段操作效果好，可度能够保证总拔出率和减压馏分油的质量，洗涤段操作效果好，可 以降低过汽化率，在同样的烃分压和蜡油质量的前提条件下可以提以降低过汽化率，在同样的烃分压和蜡油质量的前提条件下可以提 高拔出率。高拔出率。 49 腐蚀

59、原理： 引起原料预处理蒸馏装置设备腐蚀损坏的基本原因是来自原油 中所夹带的杂质(盐、元素硫及有机硫化合物、环烷酸)。各类杂质 含量的多少会不同程度地影响原料预处理蒸馏装置中某些设备的腐 蚀破坏。 原油中的氯盐(MgCl2，CaCl2)和水是腐蚀介质HCI的主要来源。 它是引起原料预处理塔顶冷凝冷却系统设备(低温轻油部位)腐蚀的 直接原因。 原油中的硫化物主要是硫醇、硫醚、二硫化物以及环状的硫化 物，还有一些硫化氢和游离的硫。硫化物对低温部位的腐蚀主要是 硫化氢(H2S)腐蚀。硫化氢来源主要是由于硫化物在加工过程中热 分解而产生的。 原油中所含的硫及硫化合物、环烷酸会造成温度处于240 425C

60、范围内的一些设备高温重油部位腐蚀损坏。 50 m低温HCl-H2S-H2O腐蚀 m低温腐蚀部位主要指常压塔上部五层塔盘、塔体及部分挥发线、 冷凝冷却器、油水分离器、放水管和减压塔部分挥发线、冷凝冷 却器等部位。在无任何工艺防腐措施情况下，腐蚀十分严重。 m1)常压塔顶及塔内构件，如无工艺防腐措施，碳钢腐蚀率可高达2 毫米年。用188型奥氏体不锈钢作衬里则出现应力腐蚀开裂。 51 常压塔塔顶裂纹内外图常压塔塔顶裂纹内外图 52 m2)冷凝冷却器是腐蚀最严重部位。在无任何防腐措施时，碳钢腐 碰率有的高达2毫米年。采用18-8型奥氏体不锈钢制冷凝器则 在三个月到四年间陆续出现应力腐蚀破裂。冷凝冷却器