100万吨焦化装置操作规程汇编综述

中海油山东海化100万吨/年延迟焦化装置操作规程第51页共385页目录目录………………1第一章工艺技术规程……………4第一节装置概况、特点及工艺说明………4第二节工艺流程说明………13第三节工艺指标……………19第四节设计数据……………22第五节主要设备及设备汇总………………28第六节装置内外关系………30第二章岗位操作法………………31第一节焦炭塔………………31第二节分馏系统……………36第三节原料预处理…………45第四节加热炉………………53第五节吸收稳定系统………63第六节脱硫再生……………74第七节火炬气回收脱硫……………………80第八节除焦系统……………84第三章设备操作规程……………104第一节专用设备操作规程…………………104第二节基础设备操作规程…………………148第四章开停工方案………………184●焦化开工方案…………184第一节开工前的准备工作…………………184第二节水冲洗………………189第三节水联运………………195第四节蒸汽贯通吹扫试压…………………196第五节开工进油……………200●焦化停工方案…………209第一节停工要求和注意事项………………209第二节停工程序……………209第三节吹扫蒸塔……………211●原料预处理开停工方案………………215第一节系统开工……………215第二节系统停工……………216●吸收稳定开停工方案…………………218第一节开工前的准备工作…………………218第二节水冲洗蒸汽吹扫试压方案…………220第三节水联运方案…………226第四节装置开工方案………227第五节停工方案……………230●脱硫系统开停工方案…………………233第一节开工方案……………233第二节停工方案……………238●火炬气回收脱硫开停工方案…………241第一节开工方案……………241第二节停工方案……………245第五章事故处理…………………247第一节焦化事故处理原则…………………247第二节焦化装置紧急停工方法……………247第三节典型事故处理预案…………………249第四节DCS系统故障的处理………………276第五节事故处理预案演练规定……………278第六章管理操作规定……………279第一节焦化装置定期工作规定……………279第二节管理规定……………280第七章安全生产及环境保护……………………293第一节安全知识……………293第二节行业安全禁令………305第三节安全规程……………309第四节本装置易燃易爆物质………………312第五节本装置有毒有害物质………………313第六节污染排放及治理……………………314第七节开工、停工环保管理规定…………315附录“五想五不干”风险分析及对策………………321本装置主要工艺流程图………357第一章工艺技术规程第一节装置概况、特点及工艺说明1．装置概况1.1装置规模装置设计规模100万吨/年。年开工时间为8400小时。1.2装置组成本装置由焦化、加热炉、吸收稳定和除焦四部分组成。1.3工艺原理焦化是使重质油品加热裂解、聚合，变成轻质油、中间馏分油和焦炭的加工过程。延迟焦化是将重质油在管式加热炉中加热，采用高的流速及高的热强度，使油品在加热炉中短时间达到焦化反应所需的温度，同时迅速离开加热炉进入焦炭塔，从而使焦化反应不在加热炉中进行而延迟到焦炭塔中去进行。整个延迟焦化过程可认为是分三步进行的，一是经过加热炉时，原料油部分汽化并发生缓和裂化;二是经过焦炭塔时发生裂化;三是在焦炭塔内分出的重质油继续裂解—缩合，直至转化为油气和焦炭。焦化过程进行的裂解为吸热反应，缩合为放热反应。总反应表现为吸热反应。1.4延迟焦化的产品延迟焦化装置共生产五种产品:即富气、石脑油、柴油、蜡油及焦炭。富气中的液化气和干气可作为燃料或化工原料;蜡油可作为催化裂化或加氢裂化原料;石脑油、柴油由于含硫较高，不饱和烃多，必须经过加氢精制或化学精制。1.4.1产率预测焦炭产率(W%)=1.6×康氏残炭气体产率(W%)=7.8+0.144×康氏残炭石脑油产率(W%)=11.29+0.343×康氏残炭瓦斯油(柴油十蜡油)(W%)=100-焦炭产率-气体产率-石脑油产率1.4.2产品中杂质分布在延迟焦化产品中，硫和金属是两种主要杂质，它们的分布情况是：焦炭的硫含量(W%)高于原料油，两者之比常在1:1～2:1之间，其它产品的硫含量随某种特定的原料油不同而变化很大;原料油中的主要金属一般都集聚于焦炭中，只有非常少的量留在蜡油、柴油中。1.5设备概况表1-2序号名称台（套）数备注1塔142换热设备603空冷器484加热炉15主要容器406机泵867压缩机组18起重机59风机2小计2572.装置工艺特点2.1通过增设轻蜡油循环泵，把蜡油打回加热炉辐射段实现大循环比的操作技术。2.2焦化炉采用了双面辐射、多点注汽技术。在技术有效可靠的前提下，采用双面辐射卧管立式炉型。加热炉采用油气联合喷嘴，采用热管式空气预热器来回收烟气热量，提高加热炉的热效率，使加热炉热效率达到90％以上。2.3焦炭塔顶油气管线注急冷油，采用无堵焦阀，无单独开工线流程的焦炭塔预热和开工流程，以加快开工及预热过程，缩短辅助生产时间，并可大大改善由于采用堵焦阀流程而对焦炭塔筒体产生的局部热应力，以至于产生筒体中下部严重变形现象。2.4采用密闭放空系统。采用全密闭塔式放空回收设施，消除了焦炭塔吹汽及冷焦时产生的大量污染油气对环境的污染。2.5单井架除焦。水力除焦采用有井架式技术，冷焦水和除焦水分成两个独立的系统，均采用独立循环方式使用。2.6焦化炉对流段用于产生过热蒸汽，原料油经柴油、蜡油、中段回流油－原料油换热器后直接进分馏塔下部，降低了分馏塔底的温度，延缓了塔底结焦。2.7焦化加热炉采用独立烟囱，便于生产操作和维修。2.8焦化富气压缩机采用2MCL456(H603)型离心式压缩机，压缩机出口压力按1.60MPa设计。2.9焦化富气采用压缩和双塔吸收的工艺方案2.10焦炭的贮存、装卸仍采用常规的技术，即焦炭池贮存、抓斗装卸，汽车运输。3．焦化工艺原理焦化是以渣油为原料油，在高流速、高热强度、高温的条件下下进行深度热裂化反应，通过裂解反应，使渣油部分转化为气体烃和轻质油品，由于缩合反应，使渣油的另一部分转化为焦炭。延迟焦化装置的特点是：原料油在管式加热炉中被急速加热，达到500℃高温后迅速进入焦炭塔内，停留足够的时间进行深度裂化反应，3.1焦化反应机理焦化是焦炭化的简称，是重质油(如重油，减压渣油，裂化渣油甚至沥青等)在高温条件下进行裂解和缩合反应，产生气体、汽油、轻柴油、轻蜡油、重蜡油和石油焦的过程。延迟焦化的反应机理与热裂化基本相似，只是在加热炉管中控制原料油基本上不发生裂化反应，而延缓至专设的焦炭塔中进行裂化反应。本装置的延迟焦化则是通过注3.5Mpa蒸汽的方式使在加热炉管中已经具备反应条件的重质油推迟到焦炭塔中反应，重质芳香烃类在焦炭塔区滞留缩合而成焦炭。在焦化反应中，重质芳香烃是生焦的必要条件，一般认为缩合反应是重质芳香烃与烯烃同时作用的过程。3.1.1烷烃的热反应各种烷烃在不同条件下发生不同的化学反应，一般来说其热稳定性随分子量的增加而减小，反应基本有两种：①裂化反应对分子量较大的正构烷烃在其化学反应条件下，分解为两个或两个以上的小分子烷烃和烯烃。这就是焦化产品烯烃的来源。Ｃ５Ｈ１２→Ｃ３Ｈ６+Ｃ2Ｈ6分子量很大的异构烷烃除了上述裂化反应外，还伴有断链反应，断链位置因反应条件和分子结构的不同而不同。②脱氢反应烷烃脱氢反应比裂解反应困难，但分子量很大的烷烃脱氢反应比较容易进行。烷烃乙烷正丁烷正癸烷正十二烷脱氢温度℃787647556444从上表看出，烷烃随分子量的增加，脱氢温度不断下降。延迟焦化气体含氢量在5%（大庆渣油），辽河渣油气体含氢量在10%等等就是脱氢反应的结果。3.1.2烯烃的热反应直馏渣油中虽然没有烯烃，但在焦化反应的过程中由于烷烃的断链，脱氢反应等出现大量的烯烃。这些生成的烯烃产物可以发生进一步的次反应。①烯烃的断链反应烯烃断链多发生在单键位置上，双键很稳定，不易被拉开。Ｃ6Ｈ１0→Ｃ4Ｈ8+Ｃ2Ｈ4或Ｃ6Ｈ１0→2Ｃ３Ｈ６烯烃断裂也有与烷烃相似规律。②烯烃的缩合反应2Ｃ2Ｈ4→Ｃ4Ｈ6+Ｈ23Ｃ2Ｈ4→+Ｈ23.1.3环烷烃热反应这里有两种反应断裂和脱氢，五到六员环的环烷烃在500℃→2Ｃ3Ｈ6→Ｃ2Ｈ4+Ｃ4Ｈ8→3Ｃ2Ｈ4→Ｃ2Ｈ6+Ｃ4Ｈ8→Ｈ2+→Ｃ2Ｈ4+Ｃ4Ｈ6→Ｈ2+→Ｈ2+→Ｃ3Ｈ6+Ｃ2Ｈ6六个炭原子的环烷烃在600-700℃①断链反应如果环上带有侧链，则脱链比较容易，2侧链加长脱链速度也增加。如：Ｃ10Ｈ21→Ｃ5Ｈ9+Ｃ5Ｈ12Ｃ10Ｈ21→Ｃ5Ｈ11+Ｃ5Ｈ10②脱氢反应双环的环烷烃在500℃→+Ｈ2→+Ｈ23.1.4芳香烃的热反应①芳烃侧链断裂反应芳烃带长侧链时，侧链断裂反应和环烷烃带长侧链情况相似,侧链越长越容易断裂。但短侧链的芳香烃就大不一样，在500-600℃--ＣＨ2--ＣＨ2--ＣＨ2—R→--ＣＨ3+ＣＨ2==ＣＨ—R→--ＣＨ==ＣＨ2+Ｃ3Ｈ—RＣＨ3--Ｃ--ＣＨ3→--ＣＨ==ＣＨ2+ＣＨ4ＣＨ3ＣＨ3ＣＨ3--Ｃ--ＣＨ3→--ＣＨ==Ｃ--ＣＨ4ＣＨ3一般侧链都断裂到剩下一个炭原子或两个成为双键炭原子为止。②缩合反应芳烃很难在芳环上发生断裂这是由于芳环具有很高的热稳定性.但是,反应可以向分子量更大的方向进行,这就是缩合反应。550℃3.1.5胶质和沥青质在高温条件下和稠环芳烃具有相同的性质，发生缩合反应，最后生成焦炭。3.2焦炭的生成过程焦炭的生成过程大致分为以下几步：3.2.1渣油中胶质、沥青质缩合生成焦炭胶质→沥青质→焦炭3.2.2渣油中芳烃及稠环芳烃的缩合生成焦炭芳烃→高分子缩合物→胶质→沥青质→焦炭稠环芳烃→高分子缩合物→胶质→沥青质→焦炭3.2.3反应中间产物的缩合生成焦炭烷烃→稠环芳烃→高分子缩合物→胶质→沥青质→焦炭带长侧链环烷烃→稠环芳烃→高分子缩合物→胶质→沥青质→焦炭带侧链的芳烃→稠环芳烃→高分子缩合物→胶质→沥青质→焦炭3.3焦化的分馏原理焦化分馏的目的主要是通过精馏过程，将焦炭塔反应产物分成汽油、柴油、蜡油和富气等组分，作为下游装置的原料。焦化分馏的原理即为油品精馏原理，不同之处的是焦化分馏塔只有汽化段和精馏段，没有提馏段的“半截塔”。精馏原理：一种相平衡分离过程，其重要的理论基础是汽-液相平衡原理，即拉乌尔定律。PA=PAOXA；PB=PBOXB=PBO（1-XA）式中：PA、PB——溶液上方组份A及B的饱和蒸汽压。PAO、PBO——纯组份A及B的饱和蒸汽压。XA、XB——溶液中组份A及B的摩尔分率。此定律表示在一定温度下，对于那些性质相似，分子大小又相近的组份（如甲醇、乙醇）所组成的理想溶液中，溶液上方蒸汽中任意组份的分压，等于此纯组份在该温度下的饱和蒸汽压乘以它在溶液中的摩尔分率。精馏过程是在装有很多塔盘的精馏塔内进行的。焦炭塔反应油气从分馏塔底部进人精馏塔的蒸发段，经与塔底循环回流油充分换热，部分重组分冷凝成液相流向塔底，而没冷凝的油汽继续上升与下降的液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，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；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，同一层板上互相接触的汽液两相就趋向平衡。它们之间的关系统可用拉乌尔定律说明。通过多次这样的质量、热量交换，就能达到精馏目的。以下就是一层塔盘上汽-液交换的详细过程。如图所示，当油汽（V）上升至n层塔盘时，与从（n+1）层塔盘下来的回流液体（L）相遇，由于上升的油汽温度高，下流的回流温度较低，因此高温的油汽与低温的回流接触时放热，使其中高沸点组份冷凝。同时，低温的回流吸热，并使其中的低沸点组份汽化。这样，油汽中被冷凝的高沸点组份和未被汽化的回流组成了新的回流（L’）。从n层下降为（n-1）层的回流中所含高沸点组份要比降至n层塔盘的回流中的高沸点组份含量多，而上升至（n+1）层塔盘的油汽中的低沸点组份含量要比上升至n层的油汽中低沸点组份含量多。同样类似地离开（n+1）层塔盘的油汽，还要与（n+2）层下来的回流进行热量、质量交换。原料在每一块塔盘上就得到一次微量的分离。显然，如果有极多个塔盘的话，使原料能分离出纯度很高的产品。3.4吸收解吸基本原理在吸收过程中，相际传质是由三个步骤串联组成：（1）溶质由气相主体传递到气、液相界面，即气相与界面间的对流传质；（2）溶质在相界面上的溶解，进入液相；（3）溶质由界面传递到液相主体，即界面与液相间的对流传质。对于吸收过程的机理，一般用双膜理论进行解释，双膜理论的基本论点如下：相接触的气、液两相液体间存在着稳定的相界面，界面两侧各有一很薄的有效层流膜层，溶质以分子扩散方式通过此两膜层；界面上的气、液两相呈；在膜层以外的气、液两相主体区无传质阻力，即浓度梯度（或分压梯度）为零。：双膜理论把整个相际传质过程简化为溶质通过两层有效膜的分子扩散过程，把复杂的相际传质过程大为简化。该理论可用于具有固定相界面的系统及流速不高的两相流体间的传质过程。吸收塔的吸收过程属于物理吸收，是利用气体混合物中各组分在液体吸收剂中的溶解度不同，而将气体混合物中溶解度大的组分被部分吸收溶解于吸收溶剂中而得到分离。该吸收过程的吸收的推动力是该组分在气相的分压与组分在液相中的分压之差，此差值在达到平衡状态时为零，传质的方向取决于气相中组分的分压是大于还是小于溶液中的平衡分压。由于提高操作压力有得于提高溶质的气相分压，而降低温度则可降低液相溶剂中溶剂组份的平衡分压，因此，提高压力和降低操作温度，有利于提供吸收推动力，也即有利于吸收过程的进行。解吸是吸收的逆过程，其主要目的是使吸收液中的部分气体溶质释放出来，达到溶质的分离。催化解吸过程由于受工艺流程设置限制，采用提高溶液温度的方法，来促进吸收逆过程。通过提高溶液温度来提高溶液中溶质组份的平衡分压，使溶液的溶质平衡分压大于气相中溶质组份分压（主要为C2及以下组份），实现溶质组份的分离。3.5化工助剂3.5.1缓蚀剂使用机理和作用缓蚀剂是一种减缓腐蚀作用的物质，有时被称为腐蚀阻抑剂，即阻止和抑制腐蚀的物质。使用缓蚀剂有一定的局限性。首先是在温度低于149℃时，缓蚀剂可有一定的缓蚀效果，但温度再高时，缓蚀剂的性质有所变化，当温度到233塔顶注入的缓蚀剂，多是油溶性成膜型的物质。剂体上带有极性基团，它能吸附在设备金属的表面上，形成一层单分子抗水性保护膜。这层保护膜和溶液中的氢离子作用，生成带正电荷的离子，其反应式为：RNH2+H+→RH3+（胺类缓蚀剂）由于这种离子对溶液中的氢离子（HCl和H2S解离后的氢离子）有强烈的排斥作用，阻止了氢离子对金属设备的靠近，从而减缓了HCl和H2S的作用，这种胺类缓蚀剂在HCl-H2S-H2O型的腐蚀作用中，起到了缓蚀的效果。另外，缓蚀剂的表面活性作用能减少沉积物与金属表面的结合力，使沉积物疏松，为清洗带来了方便。缓蚀剂品种繁多，性质差异很大，对设备的保护能力受多种因素的影响。其主要因素有：缓蚀剂的化学组成及性质，注入时的浓度和温度，塔顶流体的pH值，和管线内物流的流速等等。在工业装置上，由于塔顶馏出线较粗，缓蚀剂注入后如不能均匀分布，则虽有缓蚀剂但防腐效果并不好。所以缓蚀剂的充分溶解、均匀分布是很重要的。缓蚀剂的注入部位在塔顶馏出线的水平管段上。在适宜的温度下（不同的缓蚀剂有不同的温度要求），还要求物流有适当的pH值。当pH值过低或过高，缓蚀剂会起变化而失效。一般情况下，要求pH值在4.5～8.0之间，但不同的缓蚀剂都有最佳pH值范围。本装置的缓蚀剂主要使用在分馏塔顶空冷器、富气空冷器入口处，以减缓空冷管束、换热器等设备的腐蚀速度。3.5.2消泡剂使用机理消泡的机理是将产品喷洒在油料泡沫上时，由于它同气的表面张力和油的界面张力都低而迅速扩展，使液膜局部变薄而导致泡沫破坏；抑泡的机理是在产品注入油料后，快速渗透到泡的表面，可有效地降低接触点的表面张力，在泡外皮引起一个薄弱点，从而引起破泡，抑制泡沫生成。本装置消泡剂主要使用在焦炭塔顶部，主要作用是通过注入消泡剂，降低焦炭塔中泡沫层的高度，减少因泡沫携带对分馏塔底和加热炉管结焦的危害。3.5.3脱硫剂使用机理和作用脱硫剂的主要作用是脱除油品和干气中的硫化氢等含硫物。焦化干气和液态烃脱硫绝大多数采用醇胺法脱硫。醇胺法脱硫是一种典型的吸收—再生反应过程。它以弱碱性水溶液（醇胺类）为吸收剂，在脱硫塔内吸收原料气中的H2S(同时吸收CO2和其他含硫杂质)。吸收了H2S的胺液（富液）经换热升温后，在再生塔内借助塔底的重沸器加热解析溶液中吸收的H2S、CO2，使溶液再生。再生后的胺液（贫液）经冷却后送脱硫塔循环使用，从再生塔顶出来的酸性气经冷凝分液后送硫磺回收装置以生产硫磺。本装置脱硫剂主要使用在吸收稳定双脱系统，主要作用是通过注入脱硫剂，降低干气、液化气中的H2S含量。第二节工艺流程说明1.焦化部分1.1本装置采用成熟可靠的一炉两塔生产普通焦的延迟焦化工艺。本装置的原料为温度约90℃的减压渣油或其它类似性质的重油，由罐区泵送入装置原料油缓冲罐(V-1001)，然后由原料泵(P-1001/A.B)，输送至柴油原料油换热器(E-1005/A－D)，加热到135℃左右进入蜡油原料油换热器(E-1008/A－B)，加热至189℃左右进入中段回流油原料油换热器(E-1014/A－B)加热到220℃左右进入焦化分馏塔(T-1002)脱过热段，在此与来自焦炭塔(T－1001/A.B)顶的热油气(420℃)接触换热。原料油与来自焦炭塔油气中被凝的循环油一起流入塔底，在310～340℃温度下，用辐射泵(P-1002/A.B)抽出打入焦化炉(F-1001)辐射段，快速升温至495～500℃，经四通阀进入焦炭塔(T-l0循环油和原料减压渣油中蜡油以上馏份在焦炭塔(T-l00l/A、B)内由于高温和长时间停留而发生裂解、缩合等一系列焦化反应，反应的高温油气(420℃)自塔顶流出进入分馏塔(T分馏塔蜡油集油箱的蜡油在360℃温度下，由蜡油泵(P-l009/A、B)抽出，去吸收稳定为稳定塔重沸器(E-1206)提供热源后降温至325℃左右，再为解析塔重沸器（E-1203）提供热源后降温至307℃左右，进入蜡油原料油换热器(E-1008/A、B)与原料油换热，至蜡油蒸汽发生器（E－1007）降温至210℃后，分三部分：一部分分两路作为蜡油回流返回分馏塔(T-1002)，一路作为下回流控制分馏塔(T-1002)蒸发段温度和循环比，一路作为上回流取中段热;一部分去接触冷却塔（T－1004），置换接触冷却塔内污油；另一部分经蜡油软化水换热器（E－1010／A～D）换热和蜡油空冷器（A－1004／A～D）降温至中段回流从分馏塔集油箱由中段回流泵(P-l005/A、B)抽出，经中段回流蒸汽发生器(E-l003)发生1.OMPa饱和蒸汽后返回分馏塔。在蜡油集油箱以上设轻蜡油抽出段，将一定量的轻蜡油通过轻蜡油循环泵(P-1006/A、B)循环回焦化炉(F-1001)辐射段。柴油自分馏塔(T-1002)集油箱自流到柴油汽提塔（T－1003），经过热蒸汽汽提后，由柴油泵(P-1010/A、B)抽出，再经柴油原料油换热器(E-1005/A～D)、柴油富吸收油换热器(E-1006/A、B)后，一部分返回分馏塔作柴油回流，另一部分去柴油空冷器(A-l003/A～D)冷却至55℃后，再去柴油水冷器(E-l004/A、B)冷却至40℃后分二路:一路出装置;另一路去吸收稳定单元的再吸收塔(T-1204)作吸收剂。由吸收稳定单元返回的富吸收油经柴油富吸收油换热器(E-1006/A、B)换热后(分馏塔(T-1002)塔顶顶回流(141℃)由分馏塔顶循环回流泵(P-1004/A、B)抽出经顶回流除盐水换热器(E-1002)后，进入分馏塔回流空冷器(A-1002/A～H)，冷却至55分馏塔(T-1002)塔顶油气(114℃)经分馏塔顶空冷器(A-1001/A～J)，分馏塔顶水冷器(E-l00l/A～F)冷却到40℃，流入分馏塔顶气液分离罐(V-1002)，焦化石脑油由石脑油泵(P-1007/A、B)抽出送往吸收稳定单元。含硫污水由含硫污水泵(P-l008/A、B)送往污水处理场。焦化富气经压缩机入口分液罐(焦炭塔(T-l00l/A、B)吹汽、冷焦产生的大量蒸汽及少量油气，进入接触冷却塔(T-1004)下部，塔顶部打入冷却后的重油，洗涤下来自焦炭塔顶大量油气中的重质油，重质油进入塔底用接触冷却塔底泵(P-l015/A、B)抽出后经接触冷却塔底油及甩油水冷器(E-l011/A、B)冷却后送往接触冷却塔顶或送出装置。塔顶流出的大量水蒸气经接触冷却塔顶空冷器(A-l005/A～H)、接触冷却塔顶水冷器(E-1009/A～D)冷却到40℃进入接触冷却塔顶气液分离罐(V-1006)，分出的轻污油由污油泵(P-1014)送出装置，污水由污水泵(P-1013)送至隔油罐，不凝气排入放火炬凝缩油罐（V－1020）放火炬烧掉，凝缩油经火炬凝缩油泵(P-1022)抽出送污油线出装置。甩油从甩油罐(V蜡油蒸汽发生器（E－1007）和中段回流蒸汽发生器（E－1003）产生的饱和蒸气，由汽包（V－1003）至加热炉对流室加热成过热蒸汽至325℃装置内还设有燃料气、脱氧水、安全阀等放空辅助设施。切焦采用有井架水力除焦工艺，切焦水用高压水泵(P-1016)从切焦水储水罐(V-1033)抽水，经隔断阀、高压水龙带、高压水龙头、钻杆、切焦器打入焦炭塔(T-l00l/A、B)内除焦。切焦水与焦炭一同落入焦池，然后切焦水流入沉淀池。1.2生焦周期本装置采用24小时生焦时间，一个循环周期为48小时。其中除焦操作时间安排如下：表1-3-除焦操作（小时）小吹汽1大吹汽3给水4放水2卸盖0.25切焦5上盖、试压0.75预热8总计242．吸收稳定部分2.1吸收稳定从焦化来的富气和加氢来的干气进入压机入口分液罐（V—1205）脱液后，经富气压缩机（K—1201）升压至1.4MPa，然后经富气空冷器（A—1201/AB）冷却后，与来自解析塔（T—1202）的轻组分和吸收塔底泵（P—1202/AB）来油一起进入富气水冷器（E—1201/A.B），冷却到40℃后进入富气分液罐（V—1201），分离出的富气进入吸收塔（T—1201）底部，从石脑油泵来的粗汽油进入吸收塔上段作吸收剂。从稳定塔（T—1203）来的稳定汽油打入塔顶部作补充吸收剂，与塔底气体逆流接触，富气中的C3、C4组分大部分被吸收下来。吸收塔设两路中段回流。从吸收塔顶出来带少量吸收剂的贫气自压进入再吸收塔（T—1204）底部，再吸收塔顶打入来自柴油水冷器（E—吸收塔底富吸收油经吸收塔底泵（P—1202/AB）升压后，经富气水冷器（E—1201/A.B）冷却到40℃后进富气分液罐（V—1201），从富气分液罐（V—1201）抽出的凝缩油（40℃），经解析塔进料泵（P—1201/A.B）升压后经解析塔进料换热器（E—1204）换热至75℃左右进入解析塔顶部，解析塔底重沸器（E—1203）由分馏来的蜡油提供热源。凝缩油经解析脱除所含有的轻组分，轻组分送至富气水冷器（E—1301）冷却后进入富气分液罐（解析塔底油由稳定塔进料泵（P—1205/AB）升压后进入稳定塔（T—1203），稳定塔底重沸器（E—1206）由分馏来的蜡油提供全塔热源。塔顶流出物经稳定塔顶水冷器（E—1207/AB）冷至40℃后进入稳定塔顶回流罐（V—1204），液化烃经稳定塔顶回流泵（P—1206/AB）升压后一部分作为稳定塔回流，另一部分至液化烃脱硫塔（T—1302），稳定塔底的稳定汽油经稳定塔进料换热器换热后，先进入稳定汽油空冷器（A-1202/AB）再经稳定汽油冷却器（E—1205/AB）冷却后，经稳定汽油泵（P—2.2双脱从吸收稳定来的焦化干气进入干气分液罐（V—1301）后进入干气脱硫塔（T—1301）,与来自贫液泵（P—1301/A.B）的贫胺液进行逆流接触，干气中的H2S被胺液吸收，塔顶的干气经干气溶剂沉降罐（V—1302）沉降，净化气进瓦斯管网。塔底的富液至闪蒸前贫富液换热器（E—1301）。从吸收稳定来的液化烃进入液化烃脱硫塔（T—1302）与贫胺液泵（P—1301/A.B）来的贫胺液进行逆流接触脱除液化烃中的H2S，塔顶的液化烃经液化烃溶剂沉降罐（V—1303）沉降后，进入液化烃碱洗罐（V—1310）后，再经液化烃水洗沉降罐（V—1311），出装置送往液化烃罐区，塔底的富液至闪蒸前贫富液换热器（E—1301）。来自干气脱硫塔（T—1301）和液化烃脱硫塔（T—1302）的富液混合后进入闪蒸前贫富液换热器（E—1301）升温至65℃，再进入富液闪蒸罐（V—1304），闪蒸后的富液经富液泵（P—1302/A.B）升压，再经闪蒸后贫富液换热器（E—1302）换热至约90℃后进入再生塔（T—1303）进行再生，再生塔底重沸器（E—1305）提供全塔热源（热源为0.3MPa蒸汽）。塔顶的酸性气经再生塔顶冷凝器（E—1304/A.B）冷却至40℃，进入再生塔顶回流罐（V—1306），分液后送往制酸装置。回流罐的液体经再生塔回流泵（P—1303/A.B）升压后进入溶剂再生塔。塔底的贫液经闪蒸前、闪蒸后贫富液换热器（E—1301和E—1302）换热和贫液冷却器（E—1303/A.B）冷却至40℃后，进入溶剂罐（V—1308），罐内贫液经贫液泵（P—1301/A.B）升压后一部分至干气脱硫塔（T—1301），另一部分至液化烃脱硫塔（2.3火炬气脱硫火炬气回收气经压缩机升压后进入火炬气脱硫塔（T—101）,与来自贫液泵（P—1301/A.B）的贫胺液进行逆流接触，干气中的H2S被胺液吸收，塔顶的净化干气经火炬气脱硫塔圧控阀进瓦斯管网。塔底的富液与来自干气脱硫塔（T—1301）和液化烃脱硫塔（T—1302）的富液混合后进入闪蒸前贫富液换热器（E—1301）升温至65℃，再进入富液闪蒸罐（V—1304），闪蒸后的富液经富液泵（P—1302/A.B）升压，再经闪蒸后贫富液换热器（E—1302）换热至约90℃后进入再生塔（T—1303）进行再生，再生塔底重沸器（E—1305）提供全塔热源（热源为0.3MPa蒸汽）。塔顶的酸性气经再生塔顶冷凝器（E—1304/A.B）冷却至40℃，进入再生塔顶回流罐（V—1306），分液后送往制酸装置。回流罐的液体经再生塔回流泵（P—1303/A.B）升压后进入溶剂再生塔。塔底的贫液经闪蒸前、闪蒸后贫富液换热器（E—1301和E—1302）换热和贫液冷却器（E—1303/A.B）冷却至40℃后，进入溶剂罐（V—1308），罐内贫液经贫液泵（P—1301/A.B）升压后一部分至火炬气脱硫塔（T—101），一部分至干气脱硫塔（T—1301），另一部分至液化烃脱硫塔（附：主要流程框图1—3—1见第320页附图第三节工艺指标1．焦化部分焦化部分操作工艺指标见下表表1－4－1焦化部分操作工艺指标－原料项目单位指标原料进装置温度℃≥90进装置压力MPa≥0.70表1－4－2焦化部分操作工艺指标－焦炭塔项目单位指标焦炭塔焦炭塔顶温度（急冷后）℃420-430焦炭塔底温度℃480±4焦炭塔底预热后温度℃≥300焦炭塔顶压力MPa≤0.20表1－4－3焦化部分操作工艺指标－分馏塔项目单位指标分馏塔原料油进分馏塔温度℃≤380分馏塔底温度℃340～380分馏塔顶温度℃≤150分馏塔蒸发段温度℃340～380分馏塔底液面%40～80分馏塔顶压力MPa≤0.15表1－4－4焦化部分操作工艺指标－加热炉项目单位指标加热炉辐射出口温度℃490～495炉膛温度℃≤750表1－4－5焦化部分操作工艺指标－吸收稳定部分项目单位指标吸收塔吸收塔顶温度℃20～45吸收塔顶压力MPa≤1.0解吸塔解析塔底温度℃150～180解析塔顶压力MPa≤1.4再吸收塔再吸收塔顶压力MPa≤1.2再吸收塔顶温度%≤60稳定塔稳定塔顶温度℃≤75稳定塔底温度℃188～205稳定塔顶压力MPa≤1.25再生塔再生塔顶温度℃115～125再生塔底温度℃116～123再生塔顶压力MPa≤0.1脱硫塔干气脱硫塔顶压力MPa≤0.7液化气脱硫塔顶压力MPa≤1.0火炬气脱硫塔操作压力MPa0.6贫胺液浓度%10～25压缩机出口压力MPa≤1.2表1－4－6焦化部分操作工艺指标－动力工艺指标控制项目1.0Mpa蒸汽3.5MPa蒸汽循环水净化风除盐水压力压力压力温度压力压力单位MPaMPaMPa℃MPaMPa控制指标0.9～1.13.3～3.7≮0.4≯32≮0.40≮0.40表1－4－7焦化部分操作工艺指标－产品质量指标项目单位指标产品质量指标焦化柴油柴油干点℃≤365石油焦挥发分%(m/m)≤17灰分%(m/m)≤1.0水分%(m/m)≤3.0硫%(m/m)≤2.5焦化干气H2Sppm≤50焦化液化气H2Sppm≤500C2-%(V/V)≤2C5+%(V/V)≤5表1－4－8焦化部分操作工艺指标－产品质量安全环保指标项目单位指标安全环保指标外送含油污水含油mg/l≤150烟气黑度林格曼度≤1加热炉烟气SO2含量mg/m3≤850加热炉烟气NOx含量mg/m3≤400加热炉烟尘mg/m3≤120含硫污水含油mg/l≤250含硫污水含硫化物mg/l200～300第四节设计数据1.原料及产品性质1.1原料油性质:本装置焦化原料油为胜利原油的减压渣油或燃料油，其性质见表1－5－1油品名称分析项目胜利减渣燃料油M100180380CST280CST密度(2O℃)g/m30.97190.930～0.9450.958<0.980<0.980粘度(80℃)mm21115.0180（50℃粘度(1OO℃)mm2/S356.4<10025<380<280凝点℃2930残碳(康氏)m%14.96～88.5<13<13硫m%1.211.0～1.42.35<1.5<1.5氮m%0.660.56灰分m%0.058<0.150.10<0.05<0.05水m%——<11.0<0.5<0.5闪点℃327>11066(闭口)>91>91酸值mgKOH/g0．380.57饱和烃m%24．1芳烃m%35．8胶质m%37.718.6沥青质m%2.42.2Cm%85.9384.30Hm%11.2711.45H/c1.5628馏程(D1160-ATM)℃初溜点3735%48210%500(8.3%)2.产品质量表2.1焦化富气性质见表1－5－2组分H2SH2CH4C2=C20C3=组成(V%)2.680.6329.652.4318.468.21组份C30C40C4=C4==C5+合计组成(V%)16.0010.757.050.144.001002.2焦化干气组成见表1－5－3组成H2OH2CH4C2H6C2H4C3H8W%0.2341.05149.35730.6674.0425.326组成C3H6C4H10C4H8C4H6C5H2SW%3.0100.9810.9300.0160.1524.2162.3液化烃组成见表1－5－4组成C2H6C3H8C3H6C4H10C4H8C4H6H2SC5合计W%0.0328.914.7231.8321.270.240.352.661002.4焦化石脑油性质见表1－5－5密度(20℃) g/cm0.7326硫含量 m%0.48氮含量 m%205腐蚀(铜片，50℃，3h)不合格酸值 mgKOH/1O0ml0.82实际胶质 mg/100ml5诱导期 min861溴价 gBr/lOOml36.6恩式蒸馏(D-86)℃初馏点(HK)50(30)5%69(45)10%81(60)30%10750%12570%14090%15895%164100%(KK)176注:括号内数据为石科院调整后推荐的设计数据2.5焦化柴油性质见表1－5－6项目数值密度(20℃) g/cm0.8396粘度(20℃) mm24.714粘度(5O℃) mm2/S2.442闪点(闭口) ℃89硫含量 m%0.66氮含量 mg/kg1732碱性氮含量 mg/kg1091腐蚀(铜片，50℃，3h)不合格凝点 ℃-5酸度 mgKOH/lOOml0.93实际胶质 mg/100ml358苯胺点 ℃64.5100%残碳 m%0.27溴价 gBr/lOOml15.9十六烷值指数50恩氏蒸馏（D-86）℃初馏点（HK）2035%21310%22030%24450%27270%30190%33795%350100%（KK）3562.6焦化蜡油性质见表1－5－7密度(20℃) g/cm0.8768粘度(80℃) mm2/4.079粘度(1OO℃) mm2/S2.832硫含量 m%0.71氮含量 m%0.45C m%86.40H m%12.55凝点 ℃32胶质 m%8.7沥青质 m%0.0饱和烃 m%71.9芳烃 m%19.4残碳 m%0.10馏程(D1160-ATM)℃初馏点2755%35710%36530%37850%39670%40990%43295%4482.7焦炭性质见表1－5－8项目数值真密度(生焦) g/cm31.374挥发分 m%6.6硫含量 m%2.1灰份 m%0.22Ni/V/Na mg/kg182/72.8/177Al/Fe/Cu/Ca mg/kg41.6/250/0.7/1612.8化学药剂消耗量见表1－5－9名称年用量(t)一天装入量(t)消泡剂600.170缓蚀剂600.170公用物料和能量规格见表1－5－10名称规格状态压力(MPa)温度(℃)备注循环冷水液≥0.432脱氧水液2.0104除盐水液0.432新鲜水液0.4常温电6000V、380V、220V1.0MPa蒸汽汽1.0±0.2250±303.7MPa汽3.7410±20净化风气0.640非净化风气0.740氮气气0.7常温燃料气气0.640第五节主要设备介绍及设备汇总1.装置主要设备概述1.1焦化加热炉本装置设有一台三箱式延迟焦化炉及一套烟气余热回收系统。包括余热回收系统在内的加热总体热效率可达90%，延迟焦化炉采用双室箱式炉炉型，每箱炉底设有52台低氧化氮扁平焰油气联合燃烧器。介质经辐射室，加热至所需温度，每管程设置1个3.5Mpa注汽点。每个辐射室布置一管程辐射盘管，为单排水平管双面辐射受热方式，其目的在于保证管内两相流动能达到理想的流型，并且使得管外热强度和管壁温度较为均匀，减缓管内结焦。炉管材质规格见表1－6－1名称材料规格数量(根)炉管φ114.3×8.56L=18000P9216翅片管一P9/0Cr1324翅片管二P9/0Cr1384翅片管三20/Q235A36为减少散热损失，该炉辐射室侧墙、端墙及炉顶均采用双层耐火纤维炉衬。炉底衬里采用耐火砖及轻质浇注料背衬结构；对流室、烟道及烟囱的衬里全部采用轻质耐热浇注料。余热回收系统采用下置式热管空气预热器回收烟气余热，并设有空气鼓风机和烟气引风机，来自对流室的热烟气经热烟道进入热管式空气预热器与空气换热后由烟气引风机排入冷烟道，冷烟气经冷烟道返回炉顶烟囱排入大气。冷空气由空气鼓风机送入热管式空气预热器与烟气换热后经热风道供炉底燃烧器燃烧使用，余热回收系统中所有烟道均采用轻质耐热浇注料作为衬里，而热风道则采用岩棉板外包镀锌铁皮进行保温。由于加热炉采用的燃烧器和鼓引风机，其噪音均控制在85dBA以下(距离燃烧器或风机1米处)，烟气排放符合国家和地方环境保护的有关规定。1.2富气压缩机该压缩机组是为石化分公司100万吨/年焦化装置设计的富气离心压缩机,型号：2MCL456。压缩机由一缸二段组成，压缩机与原动机由膜片联轴器连接，压缩机、变速机和电机安装在公共底座上，整个机组采用润滑联合油站供油，压缩机的轴端密封采用天津鼎名密封有限公司的干气密封，原动机采用佳木斯电机厂的异步电机。1.3特阀简介100万吨/年延迟焦化装置焦炭塔特阀包括1台焦碳塔四通阀、2台焦碳塔进料隔断阀，1台瓦斯总阀、2台瓦斯大阀，2台焦碳塔顶部放空阀采用的是WELAN公司的电动球阀。WELAN的电动阀门主要由电动执行机构和阀体组成，VELAN阀门具有高通经（高Cv值,低压降）、高强度、球与阀杆一体化设计、密封严密、阀体填料等部位带有蒸汽吹扫防止结焦、维修方便成本低等优势。有三种操作方式分别为，现场手动、现场电动、远程电动（遥控控制）。2.主要设备汇总表见附表∶第337～356页（表1－6－3～～～表1－6－7）PAGE第六节装置内外关系焦化装置加工的渣油，水、电、汽、风等公用介质全部引自公用工程系统。1．焦化原料及产品1.1装置的原料油由罐区到装置内。1.2开工用油由罐区送至装置内。1.3干气、液化气经脱硫装置送至油品罐区。1.4汽、柴油送至油品罐区。1.5蜡油一部分回炼一部分产品送至油品罐区。1.6焦炭由汽车运出装置。1.7装置的含硫污水送至酸性水汽提装置。2．公用工程2.1装置加热炉所需燃料气由装置外引入。2.2装置生产及照明用电、净化风、非净化风、氮气、1.0Mpa蒸汽、3.5Mpa蒸汽均由装置外引入。2.3装置内循环水、新鲜水、除氧水、消防水均由装置外引入。2.4装置内含油污水，含油雨水自流排至装置外。2.5凝结水送出装置。2.6装置内反冲洗污油及开停工、事故、低点排凝、采样等排出的污油收集后送出装置。2.7装置设低压放空管线，低压放空送至火炬分液罐，然后送出装置与系统低压放空管线相连。3．化学药剂装置生产所需的消泡剂、缓蚀剂、脱硫剂等在开工前用桶装运至装置。第二章岗位操作法第一节焦炭塔1．焦炭塔操作原则1.1焦化的生产是连续的，但焦炭塔的操作是间歇的；焦炭塔生焦时间为24小时，新塔准备、老塔处理的时间为24小时；焦炭塔底温度取决于加热炉出口温度，塔底温度的高低决定了焦化产品的分布和质量；1.2焦炭塔顶温、顶压的变化取决于加热炉出口温度、急冷油注入量、油气离开焦炭塔的速度，塔顶温度太高直接会导致焦炭塔油气线结焦，顶压可以影响焦化产品的分布。1.3焦炭塔料位计可以准确地判断焦炭塔内的物料，以及料位高度；塔内注入消泡剂可以更清晰、准确的判断焦炭塔内的物料及料位高度，防止焦炭塔泡沫层过高造成冲塔。1.4老塔处理要根据焦炭塔的温度、压力控制冷焦速度。配合其他区域正常调节，使整个装置控制在连续的运行状态。2．岗位操作要点:2.1根据焦炭塔的运转周期，严格按岗位操作法进行各项操作，精心维护好本系统的特殊阀门和设备，确保安全生产。2.2在进行放油气、油气循环、换塔、老塔处理等操作步骤时要与班长、司炉、吸收稳定岗位取得联系，换塔时还须汇报调度室。3.岗位正常操作:3.1赶空气、试压3.1.1关闭新塔放空阀，全部打开新塔呼吸阀。3.1.2改好10米平台管线、阀门，缓慢开大给汽蒸汽阀，引蒸汽赶塔内空气，呼吸阀出口管线大量见气后，关闭呼吸阀，进行憋压。3.1.3缓慢憋压至0.3MPa，关闭给汽阀，全面检查上下塔门、阀门、短接法兰，发现泄漏必须泄压处理，然后，再另行试压，以无泄漏为合格。3.1.4试压结束后通过呼吸阀泄压，可通过放水线将塔内存水放净。3.2放油气3.2.1泄压后，塔内保持微正压，塔顶压力保持在0.005～0.0lMPa，严禁空气窜入塔内，同时全开安全阀、隔断阀。3.2.2通知班长，并联系有关岗位，进行油气预热，放油气前，检查关闭呼吸阀、放水阀和放空阀。3.2.3打开新塔至甩油罐甩油阀、进料隔断阀、小甩油阀，同时缓慢打开新塔去分馏塔油汽隔断阀，将生产塔油气切入新塔内，此时要防止老塔压力下降速度过快，影响分馏塔的操作。3.2.4正常操作时，放油气时间大约需要1小时。(分三至四次开完)。3.3油气循环3.3.1当新老塔顶压力平衡时，把新塔油气隔断阀全部打开，把甩油罐顶的油气平衡线阀门打开1/3来预热，预热速度由甩油罐顶的油气平衡线阀门来控制，确保油气入分馏塔的温度变化尽量小。3.3.2新塔预热时间一般不小于8小时。3.4甩油3.4.1改好甩油流程，当新塔油气充完压预热前，启动甩油泵开始甩油。3.4.2在甩油过程中，要注意泵的上量情况根据甩油罐(V-1005)的液面情况调整好速度。3.4.3切换塔前，塔内存油拿净，塔顶、底压差≯0.02MPa，温差≯30℃，塔顶温度≮370℃，塔底温度≮4.换塔操作4.1换塔准备工作4.1.1新塔准备好后，通知班长并与有关岗位联系，做好换塔准备。4.1.2放空系统要处于备用状态。4.1.3准备好换塔工具和消防工具。4.1.4根据物料平衡计算，掌握老塔装焦量，确定换塔时间。4.2换塔条件4.2.1新塔内存油拿净;4.2.2塔顶、底压差≯0.02MPa;4.2.3新塔底温度≮320℃4.3换塔步骤4.3.1检查四通阀、新塔、老塔汽封，排净老塔小吹汽管线内存水待用。4.3.2检查新塔底部进料隔断阀、17米平台油气隔断阀是否全开，关闭新塔甩油隔断阀、小甩油阀。4.3.3用新塔进料阀前小吹汽吹扫进料线是否畅通。4.3.4立即切换四通至新塔进料，注意炉出口压力及新老塔压力上升情况无问题。4.3.5四通至新塔进料后，开老塔1吋管吹汽。注意1吋管吹汽的畅通情况。1吋管吹汽先用隔断阀前一个，10分钟后，再打开隔断阀后1吋管吹汽，关闭进料隔断阀，停止阀前1吋管吹汽。4.3.6关闭甩油罐油气循环线，停甩油泵。5.老塔处理5.1小给汽赶油气5.1.1换塔后向老塔小给汽80分钟，将老塔油气赶至分馏塔。5.1.2渐关17米老塔油气隔断阀，保证老塔压力大于新塔压力，注意老塔压力不能上升过快。5.1.3当出口阀快关死时，立即打开接触塔放空阀放空，并将油气隔断阀关死。5.2大给汽冷焦5.2.1老塔放空后，从10米向老塔大量吹汽，注意给汽要缓慢，塔顶压力不大于0.17MPa，严防超压。从甩油灌注汽至0.3MPa压力吹扫老塔甩油线。5.2.2当塔顶温度下降至330℃以下，停止大吹汽，开始给小注水冷焦。5.3给水冷焦5.3.1联系冷焦给水泵送水。5.3.2在10米平台上，打开放气阀放净注水管线内存气，见水后关闭放气阀，给水阀前水压达到规定数值后，逐渐关小给汽阀，同时将给水阀逐渐打开给水。5.3.3当管线内有水击声时，确认水已进塔，关掉底部迸料阀后1吋管给汽阀。5.3.4开始给水要缓慢，塔顶压力不大于0.17MPa。5.3.5当塔顶压力有下降的趋势时，可逐渐加大给水量。5.3.6当塔顶出口温度＜200℃5.3.7当塔顶温度＜160℃时，关给水阀，停给水泵，停止给水冷焦。5.4放水5.4.1确定关闭老塔去接触塔放空阀后，打开放水阀及17米呼吸阀，开始放水。5.4.2开始放水时要缓慢进行，以防放水过快碎焦堵塞管线。5.4.3随时观察放水情况，确认水放尽时，方可通知除焦班开底盖。6.非正常情况的处理6.1油气预热时，温度上不来原因:(1)新塔至分馏塔油气隔断阀开度小，预热油气量不够。(2)油气循环线不畅或结焦堵塞。油气预热阀开度小。(3)甩油泵不上量。(4)温度指示失灵。处理方法:(1)适当开大新塔去分馏塔油气隔断阀。(2)检查油气循环线。开大油气预热阀。(3)调整甩油泵，清甩油过滤器。(4)联系仪表校验。6.2塔底油拿不净:原因:(1)焦炭塔进料管堵塞;(2)甩油泵入口管线或过滤器堵塞。(3)泵本身故障。(4)泵入口窜气。处理方法:(1)用蒸汽吹扫管线。(2)过滤器甩掉改走副线，清过滤器后投用。(3)换泵。(4)消除窜气点。6.3冷焦时给水不畅:现象:(1)焦炭塔顶压力无明显上升。(2)管内无水流动声。原因:(1)停汽、给水的操作配合不当，粘油、粉焦倒流堵塞进料管。(2)水压不够或给水量小。(3)蒸汽吹扫不彻底。处理方法:(1)停止给水，打开蒸汽阀重新给汽吹扫。(2)给水时，1吋管汽不要停，将水和汽同时给进，以产生水击冲焦。(3)提高给水压力和给水量。6.4老塔放水不畅现象:(1)隔油罐液面不上升。(2)老塔顶压力不下来。原因:(1)呼吸阀未开。(2)放水太快带出焦块堵塞。(3)放水阀有粘油堵塞。处理方法:(1)全开呼吸阀;(2)用蒸汽向塔内或隔油罐吹扫，放水时放慢速度。(3)如上述方法均无效，汇报车间强制放水。6.5正常生产时焦炭塔压力上升原因:(1)分馏塔压力高。(2)炉注汽量突然加大。(3)处理量增加或炉出口温度突然上升。(4)大油气线结焦严重。(5)老塔操作时误操作。处理方法:(1)平稳分馏塔操作，控制好分馏塔压力。(2)稳定炉注汽量至正常。(3)调整炉出口温度在指标范围内。(4)找出窜气(水)点，立即消除。(5)检查流程，防止误操作。6.6紧急换塔原因:(1)全厂停电(2)其他岗位发生重大事故。(3)焦炭塔严重泄漏、着火而维持无效时。(4)焦炭塔焦层过高，可能冲塔。处理方法:(1)有新塔时向塔内大量吹汽20分钟，即可切换。(2)没有新塔时，据情切断辐射进料，用蒸汽向老塔吹扫。(3)老塔正常处理。第二节分馏系统1.操作原则1.1分馏塔的操作应掌握好物料平衡，气液相平衡和热量平衡。焦化分馏系统负责把焦炭塔顶来的高温油气按其组份的挥发度不同切割成富气、汽油、柴油、蜡油。1.2控制分馏塔的各段温度梯度，差压变化以及各个液位。平稳控制好塔顶温度、塔低温度、蒸发段温度及各侧线抽出口的温度，控制合理的循环比，提高轻油收率，控制产品质量。1.3操作波动或发生事故时，应及时与上、下岗位联系，果断处理，防止事故扩大，尽量减少对其它岗位的影响。2.操作要点2.1严格按工艺卡片控制好各个液面、流量、温度，搞好分馏塔的热量平衡及物料平衡，保持系统压力平衡，控制产品质量合格，加强本岗位的设备维护。3.正常操作3.1塔T－1002顶温度控制在正常操作中，塔顶温度主要是通过顶循环回流调节阀调节顶循环回流量来控制的。塔T－1002顶温度高原因:(1)顶回流量小或回流温度高。(2)柴油回流量小或回流温度高。(3)塔T－1002压力升高。(4)炉出口温度高。(5)仪表失灵。(6)油气量大。调节方法:(1)增加顶回流量或降低回流温度。(2)增大柴油回流量或降低回流温度。(3)查找波动原因，适当降低塔T－1002压力。(4)稳定炉温。(5)仪表由自动改为手动，保持正常电流，联系仪表处理。(6)查找油气量变大原因，稳定油气量。3.2蒸发段温度调节在正常操作中，蒸发段温度的控制主要通过改变循环比实现，循环比越大，蒸发段温度越低；反之，循环比小，蒸发段温度高。其温度调节主要是通过蜡油下回流调节阀调节蜡油下回流量以及通过上、下二路进料手阀调节上、下二路流量比例这两种方法来控制的。蒸发段温度高:原因:(1)油气入分馏塔温度高，油气量大。(2)上层进料量减小。(3)热蜡油下回流量小或回流温度高。(4)蜡油－原料油换热器出口温度高。(5)塔底液面过高。调节方法:(1)用急冷油调节油气大分馏塔温度。(2)及时调整上、下层进料分配比例。(3)适当调节蜡油下回流量及温度。(4)平稳蜡油－原料油换热器出口温度。(5)适当加大辐射量，减小进料量，并注意蜡油－原料油换热器出口温度。3.3分馏塔底温度调节在正常操作中，分馏塔底温度主要是通过上、下二路进料阀手阀调节上、下二路流量比例这种方法来控制的。分馏塔底温度上限受塔底油在塔底结焦的限制，下限受到加热炉热负荷和循环比的限制，如果温度过低，加热炉辐射量热负荷增加。分馏塔底温度高原因:(1)蜡油－原料油换热器出口温度高;(2)进料下层量小;(3)油气入塔温度高。调节方法:(1)降低蜡油－原料油换热器出口温度(2)调节上、下层进料比例，增加下层进料量。(3)增大注急冷油量，降低油气入塔温度。3.4蜡油集油箱液面控制在正常操作中，集油箱液面主要是通过集油箱液位控制调节阀，调节蜡油出装置流量来控制的。蜡油集油箱液面高原因:(1)蜡油出装置量小。(2)蜡油和中段回流量增加或回流温度低。(3)蒸发段温度高。(4)仪表失灵。调节方法:(1)提高蜡油出装置量。(2)及时调节蜡油和中段回流量或回流温度。(3)控制好蒸发段温度。(4)联系仪表处理。3.5分馏塔底液面控制分馏塔底液面主要是通过高、低进料调节阀调节进分馏塔流量来控制的。分馏塔液面要充分保证加热炉辐射进料量，它也是焦化分馏塔稳定操作的关键因素之一。因此，分馏塔液面采用串级控制原料量，保证塔底液面平稳。分馏塔底液面低时，增加进料量，但这要受原料泵流量和加工量的限制；反之，液面高时，减少进料量。在正常操作中，以浮球液面指示在40～60为宜。分馏塔底液面高原因:(1)辐射进料减少。(2)分馏塔高、低进料量增加。(3)蒸发段温度低。(4)集油箱溢流。(5)焦炭塔冲塔。(6)焦炭塔预热和切换引起油气入塔温度低。(7)仪表失灵。调节方法:(1)适当提高辐射进料量。(2)适当减少原料油量。(3)稍提蒸发段温度。(4)控制好集油箱液位，增加蜡油抽出。(5)液面超高时，启动甩油泵向罐区甩油，以进料温度不超温为前提，尽量降低进料量。(6)及时调节油气入口温度，并适当调节上、下层进料比例。(7)联系仪表检验或改手动操作。3.6分馏塔（T－1002）顶压力控制在正常生产中，分馏塔（T－1002）顶压力是通过分馏塔顶回流罐（V－1002）压力控制调节阀调节富气去吸收稳定流量来控制的。分馏塔顶压力的控制相当于控制整个装置系统压力，塔顶压力的波动，将影响精馏效果和整个装置的平稳操作。分馏塔（T－1002）顶压力高原因:(1)富气后路不畅。(2)分馏塔顶回流罐（V－1002）冷后温度高。(3)顶回流波动造成塔顶温度高。(4)焦炭塔冲塔。调节方法:(1)检查原因，及时控制好富气出装置量。(2)检查分馏塔顶各空冷器、水冷器冷却效果，及时调整。(3)稳定塔顶回流量，控制好塔顶温度。(4)及时调整分馏塔操作。3.7分馏塔顶回流罐（V－1002）液位控制正常生产时，分馏塔顶回流罐（V－1002）液位主要是通过分馏塔顶回流罐（V－1002）液位控制调节阀，调节汽油抽出量来控制的。其液面过高，易导致分馏塔（T－1002）憋压或富气带油；液位过低，易导致泵抽空。分馏塔顶回流罐（V－1002）液位高原因:(1)汽油出装置量减少。(2)含硫污水界面过高。(3)仪表失灵。调节方法:(1)加大汽油出装置量。(2)加大含硫污水外送量。(3)联系仪表检验。4.产品质量控制4.1汽油干点汽油干点的影响因素有：1、塔顶温度；2、塔顶压力；3、蒸汽量变化(注汽、汽封、汽提)；4、炉出口温度；5、回流带水；6、循环比变化；7、原料性质变化。在正常生产时，汽油干点的控制手段主要是在稳定系统压力的情况下，参照产品质量分析结果，调整塔顶温度。汽油干点高原因:(1)分馏塔塔顶温度高。(2)分馏塔压力下降。(3)注汽量、汽提蒸汽量及焦炭塔四通阀汽封加大。(4)焦炭塔新塔预热及换塔。(5)分馏塔冲塔。调节方法:(1)增大顶循回流量或降低回流温度。(2)稳定系统压力。(3)保证合适的注汽量和汽提蒸汽量，汽封量不必经常调节。(4)新塔预热过程中做到平稳、缓慢。(5)根据冲塔原因，调整操作。4.2柴油干点柴油干点的影响因素有：①二十三层温度；②二十三层压力；③蒸汽量变化及十一层温度变化；④炉出口温度；⑤原料性质。在正常生产过程中，柴油干点控制手段主要在稳定中段温度情况下，参照质量分析结果，调节柴油抽出温度。柴油干点高原因:(1)二十三层抽出温度高。(2)中段回流量小，回流温度高。(3)分馏塔冲塔。调节方法:(1)增大柴油回流量或降低回流温度。(2)增大中段回流量或降低回流温度，控制重顶温度。(3)根据冲塔原因，调整操作。4.3蜡油残炭控制蜡油残炭的影响因素有：①蒸发段温度；②集油箱温度；③塔底液面；④炉出口温度。在正常生产时，经常观察蜡油颜色，若呈暗绿色时，其残炭一般都不合格，主要是靠改变蒸发段温度和蜡油抽出温度来调节。蜡油残炭高原因:(1)蒸发段温度高;(2)仪表失灵，导致分馏塔底液面过高。(3)焦炭塔或分馏塔冲塔。调节方法:(1)加大蜡油下回流量。(2)联系仪表处理，按工艺指标控制好塔底液面。(3)查找冲塔原因，调整操作。4.4柴油闪点:影响因素:(1)汽油干点过低。(2)分馏效果不好，重叠过大。调整方法:(1)适当提高汽油干点。(2)调整塔内负荷，提高分馏效果。5.不正常情况的处理5.1蜡油集油箱溢流:现象:(1)集油箱液面指示满。(2)蒸发段温度明显下降。(3)进料量下降。原因:(1)蜡油集油箱液面控制系统失灵。(2)蜡油泵抽空。(3)油品蜡油换罐后阀门末开或开度不够。(4)冬季如果蜡油冷后温度过低，加上管线伴热末给，导致输送阻力过大。处理方法:(1)及时把自控改为手控或副线控制，并联合仪表处理。(2)启运备用泵。(3)联系罐区检查流程上阀门开度。(4)管线及时给上伴热，要调整好蜡油冷后温度。5.2顶循环回流泵抽空:现象:(1)顶循环回流量下降。(2)塔顶压力上升。(3)塔顶温度上升。(4)机泵出口压力下降，电流下降，机泵运转声音不正常。原因:(1)处理量太低。(2)分馏塔下部取热过多，导致上部负荷偏低，塔盘干板。(3)分馏塔上部塔盘堵塞或漏液严重。(4)机泵故障。处理方法:(1)迅速启用冷回流，控制塔顶温度，注意塔顶压力。(2)若加工量偏低，适当提处理量。(3)如果是机泵故障，换泵处理。(4)如果是分馏塔内部故障，按停工处理。+5.3轻蜡油泵抽空原因:(1)液位低;(2)入口窜气;(3)机泵坏;(4)中段回流量小或回流温度高。处理:(1)消除泵窜气;(2)换泵;(3)调节中段回流量、回流温度，控制好重顶温度;(4)调节蜡油上回流，控制轻蜡油抽出温度;(5)炉子降温，控制好炉出口温度。第三节原料预处理概况1.1项目概况山东海化集团石油化工分公司为扩大生产量，考虑在100万吨/年焦化装置中掺炼40万吨/年的原油。原油中含盐含水多，若不脱除将增加装置的能耗、腐蚀设备，也影响二次加工的质量。因此，焦化装置掺炼原油时需新增一套焦化原料预处理设施。1.2装置组成新增焦化原料预处理设施为100万吨/年焦化装置的一个单元，由电脱盐部分及闪蒸塔部分组成。1.3设计规模设计规模为40×104t/a。年开工时数为8000小时。1.4原料性质表1原料性质名称性质渤海25-1原油名称性质渤海25-1原油API度16.27元素分析C％86.54密度20℃/g.cm-30.9542H％11.55倾点/℃-8金属分析mg/lFe5.35粘度/mm2.s-150℃461.48Ni13.9080℃88.93残炭/％8.24Cu0.15灰份/％0.0474V0.65水份/％痕迹Ca31.62硫/ppm3232Na-热值/Mj/Kg43.69Pb未检出酸值/mgKOH·g-12.09盐/mgNaCl·L-118.45氮/ppm3200沥青质/％3.80特性因素K11.84胶质/％17.15原油类别低硫重质中间基蜡含量/％3.47表2原油实沸点蒸馏收率沸点范围/℃每馏分/W％总馏分/W％沸点范围/℃每馏分/W％总馏分/W％15-600.00280-3000.955.5460-800.00300-3201.036.5780-1000.010.01320-3501.578.13100-1200.200.21350-3807.2015.34120-1400.210.42380-4004.3319.67140-1600.240.66400-4203.4923.15160-1800.451.11420-4403.7526.90180-2000.541.66440-4606.4633.36200-2200.622.28460-4806.1739.43220-2400.692.97480-5005.0144.44240-2600.803.77500-530.05.6850.12260-2800.834.60表3＞530℃渣油性质沸点范围性质＞530℃沸点范围性质＞530℃产率占原油/W%49.88金属分析mg·l-1Fe14.72水份/V%痕迹Ni30.86API度9.34Cu0.31硫/ppm3843V1.51闪点/℃Ca66.61密度/g·cm-320℃1.0008Pb未检出粘度mm2·s-1,100℃1561.0Na—灰份/%0.0358残炭/%18.00四组分析沥青质/W%13.03机械杂质/m%0.51胶质/W%38.13元素分析C%87.10饱和烃/W%20.56H%10.44芳香烃/W%28.28N%0.701.5.电脱盐原理1.5.1电脱盐技术原理是在原油中注入适量的水和破乳剂，进行充分的混合并加热到一定的温度，将原油中的盐溶解到水中，通过破乳剂和电场的共同作用，实现油水快速分离，从而将原油的盐除去。电脱盐系统主要有原油换热、注破乳剂、注水、反冲洗等流程。破乳剂的作用削弱乳化颗粒表面膜张力，破坏表面膜的稳定性；加热使乳化颗粒布朗运动加剧，乳化颗粒相互碰撞、表面膜穿孔、颗粒合并长大，在重力作用下沉降分离；高压电场能使乳化颗粒发生极化从而变形，使乳化颗粒聚集、聚结速度大大提高，破乳、沉降分离大大加快。在电场作用下，原油中的乳化液滴沿电场方向极化，各相邻液滴间的静电作用力促使它们聚结，依靠重力下沉。1.5.2原油电脱盐是石油加工的第一道工序，其目的是从原油中脱除盐、水和其它杂质，以确保后续加工装置的长周期安全生产。如果电脱盐装置运行不正常，将直接影响一次、二次加工装置的安全运转，引起后续加工装置腐蚀、