催化裂化装置节能优化管理.ppt

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1、中国石化集团中国石化集团二二一一年六月年六月催化裂化装置催化裂化装置节能能优化管理化管理催化裂化装置节能优化管理催化裂化装置节能优化管理 第一部分第一部分:节能意识节能意识 第二部分第二部分:节能优化节能优化 第三部分第三部分:节能管理节能管理 第四部分第四部分:节能潜力节能潜力前言前言 1-6月股份公司累计综合能耗月股份公司累计综合能耗61.5千克标油吨千克标油吨,同比降低同比降低 2.24千克标油千克标油吨，比年度指标吨，比年度指标63.6千克标油吨低千克标油吨低2.1千克标油吨千克标油吨,同比节约同比节约19.8万吨标万吨标油。油。26家企业累计完成能耗指标，其中荆门家企业累计完成能耗指

2、标，其中荆门(12.28)、茂名、茂名(5.88)、九江、九江(5.57)、青岛炼化青岛炼化(4.54)及金陵及金陵(4.24)能耗下降幅度较大。未完成指标的企业中能耗下降幅度较大。未完成指标的企业中,齐鲁齐鲁(3.52)及长岭及长岭(6.45)等能耗超指标较多。等能耗超指标较多。1-6月份，股份公司原油加工量同比增加月份，股份公司原油加工量同比增加2.3%，能耗摊簿，能耗摊簿1.48千克标油吨；千克标油吨；08年节能项目翘尾因素降低能耗年节能项目翘尾因素降低能耗0.5千克标油吨；洛阳、武汉、荆门等千克标油吨；洛阳、武汉、荆门等10套套新建装置投产增加能耗新建装置投产增加能耗1.5千克标油吨；

3、管理及节能项目实施降低能耗千克标油吨；管理及节能项目实施降低能耗1.76千克标油吨。千克标油吨。前言前言 16月股份公司月股份公司34家企业中，家企业中，11家千万吨级家千万吨级炼厂平均能耗为炼厂平均能耗为59.2千克标油千克标油/吨，较年度加权指吨，较年度加权指标低标低1.8千克标油吨；千克标油吨；11家五百万吨级炼厂平均家五百万吨级炼厂平均能耗为能耗为67.5千克标油千克标油/吨，较年度加权指标低吨，较年度加权指标低1千克千克标油吨；标油吨；12家其它规模炼厂平均能耗为家其它规模炼厂平均能耗为64千克千克标油标油/吨，较年度加权指标低吨，较年度加权指标低5.5。上半年炼油板块万元产值能耗累

4、计上半年炼油板块万元产值能耗累计0.346吨标煤吨标煤/万万元产值，比年度指标低元产值，比年度指标低0.03吨标煤吨标煤/万元产值，降万元产值，降幅为幅为7.86%，实现节能，实现节能71万吨标煤。万吨标煤。前言前言 COKC-1催化剂是石科院、周村催化剂厂针对齐鲁石化公司胜利炼油厂联合装置车间一催化装置的原料特性及生产工艺专门开发出的催化剂新品种。自2006年12月22日开始该剂加入系统，2007年7月该剂在系统中催化剂的比例达到100，截止至2007年底新剂已经加入系统共1230余吨，催化剂单耗为0.90公斤/吨。经过两年的使用，我车间认为该剂性能优良，基本满足装置的实际需要。炼油综合能耗

5、逐月降低，四月份以来综合能耗稳定在炼油综合能耗逐月降低，四月份以来综合能耗稳定在6060千克标油千克标油/吨以下吨以下前言前言 股份公司轻收、综商提高是在克服原油不断劣质化的不利影响下股份公司轻收、综商提高是在克服原油不断劣质化的不利影响下完成的：原油完成的：原油API2008API2008年比年比20052005年下降年下降1.32;1.32;原油硫含量原油硫含量20082008年比年比20052005年上升年上升0.240.24个百分点。个百分点。前言前言n落落实科学科学发展展观，建，建设节约型、型、友好型社会。友好型社会。n 全全员、全、全过程、全方位、全天候。程、全方位、全天候。n 能

6、耗高低是企能耗高低是企业管理水平而且是工管理水平而且是工艺过程水程水平高低的平高低的综合反映，凡是用能的部位和合反映，凡是用能的部位和设备都都有有节能能问题。n 最有效的最有效的节能方法是搞好装置的能方法是搞好装置的“安安稳长满优”生生产。n 节能是企能是企业降本增效的一个重要内容降本增效的一个重要内容。第一部分第一部分 节能意识节能意识思想是行动的先导思想是行动的先导n一一 强化化职工思想教育，提高工思想教育，提高节能管理水平能管理水平节能宣能宣传/双增双双增双节 节能座能座谈会会/节能分析会能分析会 n二二 加加强职工培工培训，提高操作水平，努力，提高操作水平，努力实现装置的安装置的安稳长

7、满优生生产 加加强副班学副班学习创建学建学习型型车间加加强反事故演反事故演练和技和技术比武活比武活动第一部分第一部分 节能意识节能意识节能是炼油和石化企业降低成本，提高经济效益的一个重要内容，能耗在加工成本中，尤其是在车间成本中占比例逐年增加，许多炼油和石油化工装置达30%以上。能耗指标高低不仅是企业管理水平而且是工艺过程水平高低的综合反映。如何面对高油价的困难形势，实现效益目标，对于装置来说，除了生产优化产品结构，根据市场需求生产价高利厚产品外，节能降耗也是提高经济效益的一个重要手段。在一些技术经济指标上，在经济效益上，在管理机制和干部职工思想在一些技术经济指标上，在经济效益上，在管理机制和

8、干部职工思想观念上，与中石化内部先进同行还有很大的差距；我们以后真正成为国内观念上，与中石化内部先进同行还有很大的差距；我们以后真正成为国内同行业的先进后，还要赶超国际同行业先进；我们通过持续优化使技术经同行业的先进后，还要赶超国际同行业先进；我们通过持续优化使技术经济指标超过设计值是科学可行的，因为装置设计都留有一定的余量，我们济指标超过设计值是科学可行的，因为装置设计都留有一定的余量，我们对技术、设备的深入认识，对运行操作的全面掌握，新技术、新设备的应对技术、设备的深入认识，对运行操作的全面掌握，新技术、新设备的应用，都为我们持续优化，不断创造新水平，提供了必要条件；我们处在越用，都为我们

9、持续优化，不断创造新水平，提供了必要条件；我们处在越来越激烈的市场竞争之中，不进、慢进则退、则垮。因此，无论是超越国来越激烈的市场竞争之中，不进、慢进则退、则垮。因此，无论是超越国内、国际同行先进水平，还是不断超越自己，确保立于不败之地，我们都内、国际同行先进水平，还是不断超越自己，确保立于不败之地，我们都不能满足现状，必须坚持不能满足现状，必须坚持“滚动式滚动式”的优化生产的优化生产 第一部分第一部分 节能意识节能意识第一部分第一部分 节能意识节能意识做到:“装置流程最短，各种消耗最省，产品结构最好，成本费用最少，运行操作最精，加工损失最低，检修效率最高，系统平衡最佳”“进步不等于先进，先进

10、也要再进步”思想上先进，行动上就有成效第二部分第二部分 节能优化节能优化 流程优化系统操作优化装置热联合技术改造变频及叶轮切削或减级节水减排(一)流程优化1催化二中、回炼油共用机泵节电催化二中、回炼油共用机泵节电2催化干气及液化气脱硫系统流程优化催化干气及液化气脱硫系统流程优化3催化停泵催化停泵302解吸塔塔底改自压解吸塔塔底改自压4催化气压机一段出口油气分离器凝缩油压催化气压机一段出口油气分离器凝缩油压液线流程改造液线流程改造5催化催化0.3MPa蒸汽替代蒸汽替代1.0MPa蒸汽伴热蒸汽伴热(一)流程优化6催化液化气流程优化，停外送泵节电催化液化气流程优化，停外送泵节电7催化催化0.3MPa

11、蒸汽替代蒸汽替代1.0MPa做脱硫再生做脱硫再生用蒸汽用蒸汽8催化油浆外甩由油浆泵出口改为油浆返塔催化油浆外甩由油浆泵出口改为油浆返塔前外甩前外甩9采用循环水串级使用流程，降低装置循环采用循环水串级使用流程，降低装置循环水量，降低循环水场输送总量达到节电目水量，降低循环水场输送总量达到节电目的。的。10催化凝结水全部回收再利用催化凝结水全部回收再利用(一)流程优化1 催化二中、回炼油共用机泵节电催化二中、回炼油共用机泵节电用二中和回炼油的共同备泵同时抽二中和回炼油，泵出口一路去二中，另一路去回炼油和二层返塔，停下原二中泵和回炼油泵。流程优化调整后，分馏塔运行平稳，原流程开泵回炼油泵和二中泵,优

12、化后则停回炼油泵，二中泵保持继续运转，则节省电流40A。初步证明用一台泵同时抽二中和回炼油是可行的，但当装置超负荷生产时，易出现抢量和量不足，操作波动大，不利于平稳生产。(一)流程优化催化二中、回炼油共用机泵节电催化二中、回炼油共用机泵节电(一)流程优化2 催化干气及液化气脱硫系统流程优化催化干气及液化气脱硫系统流程优化原工艺设计流程是贫液分别从干气和液化气脱硫塔中上部进入，两塔底富胺液汇合进入闪蒸罐.优化流程后采用液化气脱硫塔底富胺液出口改入干气脱硫塔贫液进口，增加了脱硫胺液串联工艺流程,干气及液化气脱硫是采用胺液通过液化气脱硫干气脱硫串级流程脱硫脱烃.(一)流程优化3 催化停泵催化停泵30

13、2解吸塔塔底改自压解吸塔塔底改自压解吸塔塔底的脱乙烷汽油经泵解吸塔塔底的脱乙烷汽油经泵302增压后，打入稳定塔。解吸塔（的增压后，打入稳定塔。解吸塔（的压力约压力约1.35MPa，而稳定塔的压力只有，而稳定塔的压力只有1.0MPa左右，压降约有左右，压降约有0.35MPa，解吸塔自身的压力完全可以将物料压到稳定塔。经过对流程，解吸塔自身的压力完全可以将物料压到稳定塔。经过对流程改造后（红线部分），解吸塔塔底的物料不经过泵改造后（红线部分），解吸塔塔底的物料不经过泵302，而是经过泵，而是经过泵302出入口的跨线直接压到稳定塔。出入口的跨线直接压到稳定塔。塔302塔304泵302改造效果：改造效

14、果：泵泵302电机的功率为电机的功率为45KW，按每度电，按每度电0.65元元/KWh计算。一年可节约用计算。一年可节约用电：电：4524365=39.42104（KWh）(一)流程优化4.气压机一段出口凝缩油压液线流程改造气压机一段出口凝缩油压液线流程改造催化气压机一段出口油气分离器容催化气压机一段出口油气分离器容303内的凝缩油，由原来用凝液泵内的凝缩油，由原来用凝液泵306加压后，送入容加压后，送入容301。由于气压机一段出口油气分离器凝缩油主要组分为。由于气压机一段出口油气分离器凝缩油主要组分为C5、C6，所以将凝缩油改送入分馏塔顶油气分离器容，所以将凝缩油改送入分馏塔顶油气分离器容2

15、01后，对气压机运行后，对气压机运行无较大影响。改造流程后，凝缩油靠容无较大影响。改造流程后，凝缩油靠容303与容与容201的压差的压差0.36Mpa自压到容自压到容201，可停下凝缩油泵，可停下凝缩油泵306。改造效果：改造效果：凝缩油泵凝缩油泵306功率为功率为30KW。按每度电。按每度电0.65元元/KWh计算。一年计算。一年可节约用电：可节约用电：3024365=26.28104（KWh）容303容201泵306容301(一)流程优化5.0.3MPa蒸汽替代蒸汽替代1.0MPa蒸汽伴热蒸汽伴热催化配有伴热的管线有蜡油、常渣、减渣、开工循环、油浆、仪表管线，催化配有伴热的管线有蜡油、常渣

16、、减渣、开工循环、油浆、仪表管线，使用使用1.0Mpa蒸汽伴热，用量约蒸汽伴热，用量约0.7吨吨/小时。装置内小时。装置内0.3Mpa蒸汽管网由于供入蒸汽管网由于供入蒸汽量大于使用蒸汽量，多余部分直接排空，这部分的能量未能利用，造成蒸汽量大于使用蒸汽量，多余部分直接排空，这部分的能量未能利用，造成浪费。通过用流程改造，用浪费。通过用流程改造，用0.3MPa蒸汽替代蒸汽替代1.0MPa蒸汽，做上述管线的伴蒸汽，做上述管线的伴热介质，合理利用能源，减少浪费。热介质，合理利用能源，减少浪费。改造效果：改造效果：用用0.3MPa蒸汽替代蒸汽替代1.0MPa蒸汽，做上述管线的伴热介质，半蒸汽，做上述管线

17、的伴热介质，半年可节约蒸汽：年可节约蒸汽：0.724180=3024（吨）；（吨）；蜡油伴热蜡油伴热常渣伴热常渣伴热减渣伴热减渣伴热开工循环伴热开工循环伴热油浆伴热油浆伴热1.0MPa蒸汽蒸汽0.3MPa蒸汽蒸汽仪表伴热仪表伴热(一)流程优化催化原稳定液化气自稳定系统来经过缓冲罐V3201后经液化气泵P3201加压进液化气脱硫塔。根据稳定液化气压力较高，足够压力输送，将三催化液化气流程优化到最短,稳定液化气直接进脱硫。稳定液化气自稳定系统来不经过缓冲罐V3201，而改走增加的V3201副线，在到液化气泵P3201出口阀后直接进液化气脱硫塔。6.催化液化气流程优化，停泵节电催化液化气流程优化，停

18、泵节电(一)流程优化7.催化催化0.3MPa蒸汽替代蒸汽替代1.0MPa做脱硫再生用蒸汽做脱硫再生用蒸汽 催化脱硫装置胺液再生所用热源，长期以来使用十公斤蒸汽，流程为蒸汽先进行减温减压，再进入重沸器进行换热，能源浪费极大。而某厂的三公斤管网除冬季外处在过饱和状态，大约5吨左右的三公斤蒸汽在被白白放掉，通过流程改造，脱硫装置胺液再生所用热源由原来的1.0MPa蒸汽改为0.3MPa蒸汽，每小时可节约1.0MPa蒸汽4吨左右(一)流程优化8催化油浆外甩由油浆泵出口改为油浆返塔前外甩催化油浆外甩由油浆泵出口改为油浆返塔前外甩催化装置油浆外甩原油浆外甩流程为油浆泵泵出口直接外甩，浪费了大量的高温热能（外

19、甩温度340度），后改为在油浆返塔集合管处（即换热后）外甩，去冷水槽温度由340降至280左右，这大大降低了冷水槽的负荷，同时回收了高温热。冷水槽除盐水的用量较流程动改前降低了3t/h。(一)流程优化9.采用循环水串级使用流程采用循环水串级使用流程 某催化装置根据装置冷却器冷却温度变某催化装置根据装置冷却器冷却温度变化的差距，同时结合现场位差的变化，采用化的差距，同时结合现场位差的变化，采用循环水串级使用流程，降低装置循环水量，循环水串级使用流程，降低装置循环水量，降低循环水场输送总量达到节电目的。降低循环水场输送总量达到节电目的。(一)流程优化10.催化凝结水全部回收再利用催化凝结水全部回收

20、再利用 催催化化装装置置蒸蒸汽汽凝凝结结水水量量较较大大，装装置置将将脱脱硫硫再再生生塔塔再再生生用用蒸蒸汽汽凝凝结结水水、催催化化伴伴热热凝凝结结水水、瓦瓦斯斯加加热热器器蒸蒸汽汽凝凝结结水水等等进进行行回回收收，回回收收的的凝凝结结水水送送到到气气体体的的凝凝结结水水罐罐进进行行除除杂杂分分离离后后，做做为为催催化化除除氧氧器器的的给给水水，每每小小时时可可回回收收高高温温位位的的软软化化水水5吨吨以以上上，同同时时也也减减少少了了含硫污水量含硫污水量(二)操作优化 1、降低反应生焦率：降低反应生焦率：2、提高烟气系统能量回收率、提高烟气系统能量回收率3、加强余热锅炉热量回收、加强余热锅炉

21、热量回收(二)操作优化某催化装置:在调整操作增加蒸产量的同时，车间在减少蒸汽消耗方面做了不少工作。1)减少雾化蒸汽用量。调整进料雾化蒸汽量约为9t/h，逐步将其调小到约5t/h，对操作和产品分面没有明显影响。2）减少汽提蒸汽用量。将汽提蒸汽由45t/h，逐步调小到34t/h。3）停用柴油汽提蒸汽。06年初柴油改柴油加氢后，停用汽提蒸汽，每小时约可以节约蒸汽0.5吨。(二)操作优化干干气气不不干干：某催化装置在扩能改造后，由于吸收稳定系统的负荷增加，干气不干的现象比较严重，干气C3以上组分含量基本都在68(v/v)左右，最高时在10以上。针对干气不干，车间对吸收稳定系统作了以下调整：1)、再吸收

22、塔压力由约0.9MPa提高到1.2MPa左右；2)、打大补充吸收剂量，提高液气比，补充吸收剂量由约35吨/小时提高到80吨/小时；3)、严格控制补充吸收剂温度不大于40。经过调整后，干气不干的现象有了明显的好转，目前C3以上组份含量在23左右。(二)操作优化三催化装置能流三催化装置能流图节能途径和方向能途径和方向 降低反降低反应生焦率生焦率提高烟气系提高烟气系统能量回收率能量回收率加加强余余热锅炉炉热量回收量回收装置装置热联合合(二)操作优化 1、降低反应生焦率：降低反应生焦率：降低反应生焦率是催化裂化装置节能的根本措施。焦碳产率每降低1.0%可降低能耗量约10千克标油/吨原料。另外生焦量增加

23、主风耗量也增加，因此催化裂化装置节能要从优化原料和催化剂，降低生焦入手。(二)操作优化2、提高烟气系统能量回收率、提高烟气系统能量回收率通过提高烟气轮机功回收率，回收部分能量达到节能目的。方法有三种，一种方法是提高烟气温度，一般温度提高10，输出功率约增加1%。该措施必须在工艺条件允许下进行，否则将影响装置的平稳操作；另一种方法是增加烟机与主风机的同步运行率；第三，提高烟机入口压力，增加烟机对烟气压力能回收，提大烟机做功率(二)操作优化提高烟机同步运行率的操作。提高烟机同步运行率的操作。一是提高操作水平，保持反再系统操作平稳。要求操作人员定一是提高操作水平，保持反再系统操作平稳。要求操作人员定

24、期向再生器加入一定量的助燃剂，减少二次燃烧。避免操作、原期向再生器加入一定量的助燃剂，减少二次燃烧。避免操作、原料性质出现较大波动，造成再生器超温。发现烟机工艺参数出现料性质出现较大波动，造成再生器超温。发现烟机工艺参数出现异常，及时关小或关闭烟机入口蝶阀，待工艺条件恢复正常后，异常，及时关小或关闭烟机入口蝶阀，待工艺条件恢复正常后，再开回原状态，有效地保证了烟机的正常运行。二是控制烟机入再开回原状态，有效地保证了烟机的正常运行。二是控制烟机入口粉尘浓度。三是加强设备管理维护。加强四机组和烟气轮机的口粉尘浓度。三是加强设备管理维护。加强四机组和烟气轮机的特级维护，及时监测其瓦温，振动，串轴，机

25、组冷却及烟道膨胀，特级维护，及时监测其瓦温，振动，串轴，机组冷却及烟道膨胀，确保烟气轮机的安稳运行。四是增加烟机的回收功率。尽量开大确保烟气轮机的安稳运行。四是增加烟机的回收功率。尽量开大烟机入口蝶阀，以保证烟气轮机高效率地节能降耗。烟机入口蝶阀，以保证烟气轮机高效率地节能降耗。3、加强余热锅炉热量回收、加强余热锅炉热量回收考虑到烟气的露点腐蚀，余热锅炉排烟温度一般控制在为170180，水平最高的控制在160左右，有效回收了烟气的低温热。(二)操作优化(三)装置热联合装置热联合1.柴油出装置热联合改造柴油出装置热联合改造2.提高进装置原料油温度提高进装置原料油温度3.低温热源利用低温热源利用1

26、.催化柴油出装置流程热联合改造催化柴油出装置流程热联合改造(三)装置热联合装置热联合柴油出装置前经过两组冷却器，温度较低，而进柴油加氢装柴油出装置前经过两组冷却器，温度较低，而进柴油加氢装置后又进行加热，造成能量的双重损失。通过提高催化柴油出置后又进行加热，造成能量的双重损失。通过提高催化柴油出装置温度，与下游装置实现热联合，减少能量损失。改造柴油装置温度，与下游装置实现热联合，减少能量损失。改造柴油出装置流程（红线部分），将柴油从水冷器（冷出装置流程（红线部分），将柴油从水冷器（冷202）后出装置，）后出装置，改为从水冷器（冷改为从水冷器（冷210）前出装置，柴油出装置温度由）前出装置，柴油

27、出装置温度由60提高提高至至96。柴油管线自冷。柴油管线自冷210前至柴油加氢装置增加保温前至柴油加氢装置增加保温。改造效果：改造效果：提高柴油出装置温度至提高柴油出装置温度至96，停用冷，停用冷202，柴油改走跨线，关，柴油改走跨线，关小冷小冷203循环水上水阀门开度至循环水上水阀门开度至1/2位置，减少循环水用量约位置，减少循环水用量约40t/h。循环水价。循环水价格按格按0.27元元/吨计算。一年可节约用水：吨计算。一年可节约用水：4024365=35.04（万吨）（万吨）再吸收剂、封油冷冷210冷冷202柴油柴油换换205冷冷203柴油出装置(三)装置热联合装置热联合2、提高进装置原料

28、油温度、提高进装置原料油温度某催化装置原料来自于渣油加氢装置，在渣油加氢装置中，加氢渣油从165被水和空气冷却到93后进入罐区后，再送到催化装置，在此过程中冷却损耗了大量能量。若将原料直接从加氢渣油以195从送到本装置，将大大降低加氢装置能耗，也同时提高了本装置热量利用率。某催化装置原料来自蒸馏装置，在蒸馏装置中，馏份油被冷却进入罐区后，再送到催化装置，在此过程中冷却损耗了大量的热。(三)装置热联合装置热联合催化原料缓冲罐罐区来90馏分油线罐区来90渣油线与油浆、柴油换热到220进反应器渣油加氢装置来180渣油线 热联合前后进料流程热联合前后进料流程P1201(三)装置热联合装置热联合 3、进

29、一步加强低温热源的综合利用、进一步加强低温热源的综合利用一般催化裂化装置130的低温热约0.84-1.26GJ/t左右，这是一个很大是数目，其利用程度对装置能耗影响甚大。催化装置低温热主要集中在分馏和吸收稳定系统。分馏塔顶油气带出的热量、顶循环回流取出的热量、轻柴油(包括再吸收油)带出的热量，都属于低温热。吸收稳定系统中能耗的主要部分为压缩富气的冷凝冷却，而稳定塔底重沸器出来的稳定汽油也带有一定的低温热能。(三)装置热联合装置热联合 除盐水至真空除气器（DEl601），除去水中所含氧及二氧化碳等气体，由除盐水泵(P1602)出口跨线引除盐水至缓冲罐V1602，经热水循环泵(P1603)，升压后

30、至冷却器(E1602)，然后分两路，一路先后经分馏塔顶油气-热水换热器（E1201）与分馏塔顶油气换热、顶循环油-热水换热器(二)E1205与分馏塔顶循环油换热、顶循环油-热水换热器(一)E1204与分馏塔顶循环油换热，另一路先后经稳定汽油-热水换热器(一)E1308与稳定汽油换热、轻柴油-热水换热器E1212与轻柴油换热、稳定汽油-热水换热器(二)E1306与稳定汽油换热，两路汇合后的热水温度115，流量280t/h,分三路：（1）一路200 t/h至四气体预分离装置分馏塔重沸器热源，回水温度为80,（2）一路至产品精制再分两路，一路至汽油脱硫醇部分碱液加热器（E3101）与碱液换热，一路至

31、液化气脱硫醇部分碱液加热器（E3301）与碱液换热，（3）一路80 t/h至换热器(E1601)与除盐水换热，从E1601出来的热水与四气分、产品精制回来的热水混合后(65)至V1602，然后通过热水循环泵(P1603)循环使用。见图3，利用低温热产生热水，大部分热水作四预分分馏塔重沸器热源，一部分热水用作产品精制热源，其余热水加热本装置除盐水。(三)装置热联合装置热联合热水到气分装置重沸器E3101E3301热水到精制装置热水到锅炉加热除盐水E1601E1308P1603ABE1201E1603AE1205E1212E1204E1306缓冲罐 低温热水改造后流程低温热水改造后流程(四四)技术

32、改造技术改造余热锅炉改造余热锅炉改造泛汽回收系统改造泛汽回收系统改造装置装置MIP改造改造烟机入口管改造烟机入口管改造1、某催化装置主要技术改造、某催化装置主要技术改造1）、余热锅炉改造）、余热锅炉改造 存在问题存在问题：由于锅炉结构、给水系统配置、运行时间长等原因，余热锅炉结构已经老化，炉管减薄，省煤器腐蚀严重，已无法使用，排烟温度高，余热锅炉效率低，经济效益差。(四四)技术改造技术改造(四四)技术改造技术改造 改改造造情情况况：2005年3月份大修期间装置对余热锅炉进行了整体更换改造：新锅炉为一台全钢架结构余热锅炉。采用自然循环、双锅筒、立式布置，微正压运行。过热器、蒸发段、省煤器均采用模

33、块化箱体结构。为了防止低温段省煤器腐蚀，省煤器采用高温水加热省煤器低温进水的“水热媒技术”，过热器、蒸发段、省煤器过热器采用固定式蒸汽吹灰器。余热锅炉具有烟气处理量大、阻力小、效率高、操作维护简单等特点。(四四)技术改造技术改造改造效果：改造后锅炉蒸汽量上升，热效率由原来的：改造后锅炉蒸汽量上升，热效率由原来的30.4%,提高提高88.5%，节能效果明显，产汽能耗下降，节能效果明显，产汽能耗下降4.48千克标油千克标油/吨。吨。(四四)技术改造技术改造2）、增加乏汽回收系统）、增加乏汽回收系统存在问题存在问题：某催化装置的三台透平机、除氧器和余热锅炉定期排污罐的乏汽直接排入大气，造成大量的水和

34、热能浪费。乏汽回收系统能够有效地利用这些乏汽，防止蒸汽泄漏、浪费。进行乏汽回收，一方面既节约了软化水资源，又节约了热能，从而降低生产运行成本；另一方面也可以消除热污染和潮湿环境，达到清洁生产。(四四)技术改造技术改造改造情况改造情况：乏汽回收系统主要是由乏汽定压罐、乏汽回收器、除氧器和不凝气体排放罐组成。改造效果改造效果：实现乏汽凝结水回收和乏汽热量回收,共回收软化水4.34吨/小时，年回收软化水的数量为34720吨/年,热量每小时回收375千卡/小时,能耗下降1.825千克标油/吨。(四四)技术改造技术改造2、某催化装置主要技术改造某催化装置主要技术改造a.04年年省煤段改造：省煤段改造：b

35、.07年反应年反应-分馏油气系统改造分馏油气系统改造c.07年再生部分和烟气系统改造年再生部分和烟气系统改造d.07年外取热器改造年外取热器改造(四四)技术改造技术改造a.04年省煤段改造年省煤段改造存存在在问问题题：原余热锅炉省煤段因露点腐蚀严重，使用寿命短，往往投用不到2个月就要切出。改造情况改造情况：2004年11月大修时对省煤段进行了改造，改造的主要内容：1）、采用中船重工七院七一一研究所设计的省煤器替换原来的省煤器；2）、增设给水预热器；3）、增设固定旋转蒸汽吹灰器。(四四)技术改造技术改造改造效果：改造效果：1）、锅炉上水温度基本能够维持在150以上，使用1年多以来，省煤段炉管没用

36、出现腐蚀穿孔现象，解决了原来省煤段炉管露点腐蚀严重，使用寿命短的问题；2）、采用旋转式蒸汽吹灰器，吹灰效果好，吹灰后换热效率明显提高；3）、排烟温度明显下降，从改造前的320330下降到约190200，多回收了约2600kw热量，能耗下降约5.91千克标油/吨,有效回收了烟气的低温热。(四四)技术改造技术改造b.反应反应-分馏油气系统改造分馏油气系统改造 反应部分改造：反应部分改造：采用采用KH高效原料油雾化喷嘴共高效原料油雾化喷嘴共6组，单组，单排设置；急冷油喷嘴排设置；急冷油喷嘴2组；（原进料喷嘴上下两层共组；（原进料喷嘴上下两层共8组，粗汽组，粗汽油回炼油回炼2组，终止剂组，终止剂2组）

37、。组）。原进料事故蒸汽管线取消。原进料事故蒸汽管线取消。分馏稳定区改造：分馏稳定区改造：分馏塔顶循环改造，分馏塔顶部四分馏塔顶循环改造，分馏塔顶部四层塔盘更换为高效塔板。吸收塔塔盘更换为高效塔板；层塔盘更换为高效塔板。吸收塔塔盘更换为高效塔板；分馏分馏塔顶冷凝冷却系统优化技术；塔顶冷凝冷却系统优化技术；改造效果：改造效果：提升管喷嘴数量，比改造前减少了提升管喷嘴数量，比改造前减少了4个；取消原进料个；取消原进料事故蒸汽管线，蒸汽用量减少约事故蒸汽管线，蒸汽用量减少约1.5吨吨/小时左右。小时左右。通过对分馏塔顶空通过对分馏塔顶空冷系统出入管优化改造，水冷器流程布置优化，以及分馏塔顶部塔盘及冷系

38、统出入管优化改造，水冷器流程布置优化，以及分馏塔顶部塔盘及顶循集液箱优化改造停打粗汽油冷回流，从而降低了分馏塔顶冷凝系统顶循集液箱优化改造停打粗汽油冷回流，从而降低了分馏塔顶冷凝系统的压降，气压机入口压力明显增加，由改造前的的压降，气压机入口压力明显增加，由改造前的0.130MPa达到达到0.150MPa左右，在负荷率及后部操作压力基本相同的情况下，气压机左右，在负荷率及后部操作压力基本相同的情况下，气压机蒸汽用量下降约蒸汽用量下降约3.5吨吨/小时左右。一年可节约蒸汽：小时左右。一年可节约蒸汽：3.524365=3.066（万吨）（万吨）(四四)技术改造技术改造c.再生部分和烟气系统改造再生

39、部分和烟气系统改造 再生部分：再生部分：原再生器底部预混合管改为烧焦罐，至烧焦罐底的催化剂入口采用催化剂原再生器底部预混合管改为烧焦罐，至烧焦罐底的催化剂入口采用催化剂分布器；分布器；烧焦罐底主风分布板更换；烧焦罐底主风分布板更换；二密相主风分布管更换；二密相主风分布管更换；原稀相管出口粗旋取消，改为原稀相管出口粗旋取消，改为T型快分，一、二级旋风分离器改为型快分，一、二级旋风分离器改为PLY新型新型高效旋风分离器；高效旋风分离器；将一、二级旋分料腿出口提高至再生器稀相，料腿出口采用重锤式翼阀。将一、二级旋分料腿出口提高至再生器稀相，料腿出口采用重锤式翼阀。烟气系统：烟气系统：取消三旋出口旁路

40、大小蝶阀，更换为双动滑阀；取消三旋出口旁路大小蝶阀，更换为双动滑阀；烟机入口管线改造。烟机入口管线改造。改造效果：改造效果：通过对再生器烧焦罐结构的改造，主风机出口至烟机入口压降由改造前通过对再生器烧焦罐结构的改造，主风机出口至烟机入口压降由改造前的的120KPa下降到下降到100KPa，烟机做功由改造前的，烟机做功由改造前的5500增加到增加到6200KW，每小时，每小时多做功约多做功约700 KWh。一年可多做功：。一年可多做功：70024365=613.2104（KWh）(四四)技术改造技术改造d.外取热器改造外取热器改造 外取热器：外取热器：对外取热器上、下斜管进行局部优化设计，对外取

41、热器上、下斜管进行局部优化设计，外取热器管束更换为大肋片管；外取热器管束更换为大肋片管；容容501壳体利旧，改造内部结构；保留汽水强制循环，新增一台循环热水泵。壳体利旧，改造内部结构；保留汽水强制循环，新增一台循环热水泵。在烧焦罐内布置在烧焦罐内布置7组组DN80的的3.5MPa饱和蒸汽的过热盘管；饱和蒸汽的过热盘管；2008年年2月将月将外取外取热器顶部烟气返回线直径由原来的热器顶部烟气返回线直径由原来的DN350mm（衬里后（衬里后150），），改为改为DN530mm（衬里后（衬里后300）；取热器下斜管分配器开口面积改大；从非净化）；取热器下斜管分配器开口面积改大；从非净化风管网新接风管

42、网新接DN200非净化风管，作为外取热器流化风使用。非净化风管，作为外取热器流化风使用。改造效果：改造效果：MIP改造后反应需要的热量有所降低，再生器热量过剩较多，改造后反应需要的热量有所降低，再生器热量过剩较多，通过再生器温度、外取热器参数可以看出，通过再生器温度、外取热器参数可以看出，在再生器温度控制在在再生器温度控制在690700时，时，外取热器产中压蒸汽由改造前外取热器产中压蒸汽由改造前50t/h提高至提高至78t/h。为了满足中压蒸汽温度控制为了满足中压蒸汽温度控制指标指标41020，在烧焦罐中上部增设了，在烧焦罐中上部增设了7根过热盘管，蒸汽流量在根过热盘管，蒸汽流量在36t/h左

43、右。左右。除去装置四机组中压透平用汽后，余下的中压蒸汽全部外输进中压蒸汽管网，除去装置四机组中压透平用汽后，余下的中压蒸汽全部外输进中压蒸汽管网，流量流量22t/h左右。一年可多产蒸汽：左右。一年可多产蒸汽：2224365=19.272（万吨）。（万吨）。(四四)技术改造技术改造3、某催化装置主要技术改造 1）、余热锅炉改造、余热锅炉改造改造一：改造一：存存在在问问题题：非计划停炉多、过热器能力达不到设计要求、省煤器泄漏。改改造造情情况况：1999年针对装置余热锅炉存在的问题重新设计，进行如下改造：A、减少水保护段面积，增加过热器面积。B、过热器、蒸发段之间炉管改造克服过热器、蒸发段之间烟气内

44、漏。C、采用新型材料对炉顶进行改造，克服炉顶过热及锅炉外壁温度超高。D、省煤器进行降压及提高入口水温的的改造，克服省煤器泄漏。E、对蒸发段进行改造，避免内漏，克服非计划停炉。(四四)技术改造技术改造改造效果改造效果：改造后锅炉实现了长周期运行，节能效果明显，能耗下降29.65千克标油/吨(四四)技术改造技术改造改造二：改造二：存在问题存在问题：余热锅炉过热器过热能力不足。改造情况改造情况：2003年11月针对装置余热锅炉过热器过热能力不足情况，委托中船重工集团七一一研究所对过热器进行重新设计改造，为了减小蒸汽流速，降低蒸汽压降，将原384换热管改为424，同时为增加过热器换热面积，采用小R蛇形

45、管结构使在同样的空间内，增加过热器管排数，经改造同原过热器相比，换热面积增加45.9%左右。针对过热器吹灰器层面少的情况，对过热器吹灰器重新布置，在低温过热器和高温过热器入口西侧各布置2台激波吹灰器喷嘴（共8各喷嘴），确保吹灰效果。(四四)技术改造技术改造改造效果：改造后余热锅炉的排烟温度平均下降：改造后余热锅炉的排烟温度平均下降50，自产过热中压蒸，自产过热中压蒸汽平均增加汽平均增加20吨吨/小时，中压蒸汽温度提高小时，中压蒸汽温度提高30，CO焚烧炉燃烧瓦斯量焚烧炉燃烧瓦斯量下降下降1100 Nm3/h，能耗下降了能耗下降了8.4千克标油千克标油/吨。吨。(四四)技术改造技术改造改造三：改

46、造三：存存在在问问题题：锅炉给水为二级供水，存在严重的事故隐患;炉排烟温度达到220以上，热量没得到充分回收。改造情况改造情况：2009年3月进行改造，1）更换锅炉给水泵，采用一级中压给水泵，同时改造相应的给水系统管路。2）采用先进、成熟的翅片管结构省煤器更换现有省煤器，达到强化省煤器传热，降低烟气流动阻力、降低排烟温度到1705。拆除原有高、温省煤器和相关炉墙，在原位置依次布置新设计的高温省煤器和低温省煤器。省煤器换热元件均采用螺旋翅片管结构，基管均采用高压锅炉管。3）更换给水预热器，改造给水加热系统，提高低温段省煤器入口水温度达到145以上，消除省煤器低温露点腐蚀。(四四)技术改造技术改造

47、2)、催化烟机入口管改造 存存在在问问题题：烟机入口管金属材料发生蠕变，变形严重，对烟机形成较大推力，烟机轴承振动大，严重影响烟机的正常运行。改改造造情情况况：2003年11月对烟机入口管进行重新设计并更换改造效果改造效果：实现烟机的长周期运行，烟机运行率提高了4.8%。(四四)技术改造技术改造(五五)变频及叶轮切削或减级变频及叶轮切削或减级电机节能原理电机节能原理泵节电的措施主要有：泵节电的措施主要有：安装变频器安装变频器 泵叶轮切削（多级泵降级）泵叶轮切削（多级泵降级）更换小泵以及压缩机无级调节技术更换小泵以及压缩机无级调节技术(五五)变频及叶轮切削或减级变频及叶轮切削或减级改变运行泵的工

48、作点称为工况调改变运行泵的工作点称为工况调节，工作点是泵性能曲线和管路特节，工作点是泵性能曲线和管路特性曲线的交点，从右图管路和泵的性曲线的交点，从右图管路和泵的特性曲线中可以看出，其中任何一特性曲线中可以看出，其中任何一条曲线发生变化，工作点就会发生条曲线发生变化，工作点就会发生改变。因此，改变运行泵工作点的改变。因此，改变运行泵工作点的方法主要有两大类：方法主要有两大类：(五五)变频及叶轮切削或减级变频及叶轮切削或减级一是一是改变管路特性，主要措施有管路节流调节和旁路调节两种；二是二是改变泵的特性曲线,主要措施有改变转数和切削叶轮外径两种。(五五)变频及叶轮切削或减级变频及叶轮切削或减级由

49、于管路调节会使管路中的局部阻力增加，整由于管路调节会使管路中的局部阻力增加，整个装置的效率不高，长期这样调节很不经济，个装置的效率不高，长期这样调节很不经济，但由于装置简单，操作方便，在生产中应用较但由于装置简单，操作方便，在生产中应用较多。多。旁路调节也存在着流量损失的问题，造成能耗旁路调节也存在着流量损失的问题，造成能耗增加增加,很不经济，生产中很少用。很不经济，生产中很少用。(五五)变频及叶轮切削或减级变频及叶轮切削或减级改变转数和切削叶轮外径可以改变泵的特性曲改变转数和切削叶轮外径可以改变泵的特性曲线。线。改变转数的调节法，可以通过变速调节来实现，改变转数的调节法，可以通过变速调节来实

50、现，变速调节没有节流引起的附加能量损失，泵的变速调节没有节流引起的附加能量损失，泵的效率变化不大，而且变速调节的技术也很成熟，效率变化不大，而且变速调节的技术也很成熟，有变频器和液力耦合等无级调节技术，调速方有变频器和液力耦合等无级调节技术，调速方便。便。(五五)变频及叶轮切削或减级变频及叶轮切削或减级切削叶轮外径的调节法切削叶轮外径的调节法,也没有附加能量的损失，也没有附加能量的损失，但叶轮切削以后不能再恢复原有特性，所以只但叶轮切削以后不能再恢复原有特性，所以只适用于长期调节。适用于长期调节。(五五)变频及叶轮切削或减级变频及叶轮切削或减级泵的能量利用率可用下式表示：泵的能量利用率可用下式