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石墨换热器用蒸汽疏水阀选型？ 现磷酸用石墨加热器加热到120度，蒸汽疏水阀用哪种比较好。请大家帮忙提个建议！查看更多 6个回答 . 1人已关注

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组氨酸酯的盐酸盐如何得到游离的氨基？ < >最近刚刚使用氨基酸做反应,各位高手,如何去掉组氨酸酯的盐酸盐?</P>查看更多 7个回答 . 5人已关注

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控制气体流量需要什么设备? 如果要控制气体流量，比如10ml/min，需要什么设备啊？是不是需要质量流量控制器和质量流量显示仪配合起来才行？查看更多 8个回答 . 3人已关注

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三聚氰胺浓缩真空系统问题？浓缩真空采用二级浓缩，一级-65KP，二级2-5KP（表压），现在二级经常超，不好控制。二段温度144-148度，采用1.6MP蒸汽三级抽，冷，冷凝效果还可以，冷凝液中尿素大概在3.5左右，氨2.5左右。尿液中缩二尿含量大概在8%左右。每次浓缩热洗后真空效果还不错，但是运行一段时间后就不好了。真空泵在检修时也看过，里面很干净。请大家给分析下，看看有什么原因。谢谢了查看更多 2个回答 . 4人已关注

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蒸发器如何省电，弱弱的问一句？ 问题：蒸发器如何省电，弱弱的问一句。这个谁可以解答下呢查看更多 0个回答 . 5人已关注

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装置酸气量太低，应该如何操作? 直接烧成SO2是完全可以的，我们曾经遇到这种情况，也是这么操作的。但若有可能的话，最好将酸性气引至焚烧炉。这样可缩短流程，直接从烟囱排放。查看更多 14个回答 . 3人已关注

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新建炼油项目节能评估？ 手头有个新建炼油项目，那位可以指点下节能评估如何让编写呢查看更多 3个回答 . 2人已关注

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传统型氨合成塔有哪几种类型？急求。？ 传统型氨合成塔有哪几种类型？急求。查看更多 8个回答 . 4人已关注

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各位朋友看看这是什么阀? 我们这边用的也是这种美标的阀门查看更多 44个回答 . 1人已关注

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LNG埋地管道的敷设？ 请问盖德上的各位高手们，有没有碰到低温埋地的管道？有的话如何做到降低管道的二次应力？谢谢查看更多 8个回答 . 2人已关注

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目前比较先进的甲醇精馏技术？我公司新上了一套甲醇精馏装置，称为3+1流程，即在原有的预精馏塔 /加压精馏塔/常压精馏塔的基础上增加了一个回收塔也叫汽提塔，它的作用是既回收了废水中的甲醇，又可以保证废水中的甲醇含量达到0.1％以下要求，还能以较高的位能处理杂醇油，回收部分甲醇，虽然投资比较以前工艺较高，可按计算60万吨/年的项目，在一年就可以收回成本，比较经济！目前国内大多三塔精馏都是这种流程。查看更多 2个回答 . 4人已关注

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设计院的设计费都是这么算出来的? 最近一个2亿元的项目，设计院给我们的报价是按照工程设计收费基价表，设计基价为566.8W，还给我们来个优惠价，优惠了40%，最后要我们300多W，大家说一说，现在的设计院都是这么报价的么？这个优惠也没个准还是固定优惠啊？ [ ]查看更多 35个回答 . 5人已关注

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11所航天炉和华东理工大学四喷嘴？这两种技术应该可以代表中国的水煤浆和粉煤气化技术，不过目前航天炉单炉投料还未达到1500吨/天，工业化只有750吨/天，而四喷嘴适合大规模单炉投料（2500吨/天）查看更多 4个回答 . 5人已关注

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小议屏蔽泵的维修。。。。。。。。。。？ 转发小议屏蔽泵的维修查看更多 8个回答 . 3人已关注

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这个求物性的例子怎么算? 这个求物性的例子怎么算？见附图片有步骤最好了，谢谢！查看更多 3个回答 . 2人已关注

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求助净化处理的相关资料！！！？ 请教各位师兄师姐，压力容器设计时材料要经过净化处理，请问净化处理的涵义、要求、原则是什么？查看更多 0个回答 . 4人已关注

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催化装置反再系统技术改造总结？催化装置反再系统技术改造总结罗伟（中石化长岭分公司二联合装置）摘要：针对2002年重油催化裂化装置反再系统技术改造后运行两年多出现的问题，通过应用UOP专利喷嘴系统，完善VQS旋分系统，二再增设一组内取热盘管，下料口处增加一托盘，脱气罐增设导气管等一系列技术完善措施，改善了流化质量，解决了催化剂循环量偏小的问题，降低了焦炭产率和油浆固含量，装置运行更加平稳，经济效益明显。关键词：重油催化裂化喷嘴　反应再生内取热　产品分布 1 概述长岭分公司二联合1 Mt/a重油催化裂化装置于1989年建成投产，该装置引进美国STONE&WEBSTER工程公司的渣油催化裂化技术，主要设备由国内配套制造，个别关键设备由国外成套引进。该装置投产后，在技术更新、节能降耗、优化操作等方面做了大量的工作，进行过一些改造，如在一再新增气控式外取热器，分馏塔顶油气冷却流程调整，汽提段由空筒结构改为挡板结构，反应进料喷嘴由2只增加到4只等，均达到了预期的效果。 2002年装置针对运行中出现的问题对反再系统进行了一次较大规模的技术改造，主要包括：①更换提升管反应器，采用一系列优化技术，包括加长预提升段、采用VQS快分系统，创造最佳的反应环境；②更换沉降器单级旋分器；③优化一再待生催化剂分布结构，以改善气固接触效果，减少床层催化剂返混，降低稀相催化剂携带量；④二再原3组单级外旋拆除，改为4组两级内旋，相应二再筒体加高3 m，以提高旋分效率，减少二再催化剂跑损；⑤二再稀相增设内取热器盘管，以有效控制二再温度，并减轻余热锅炉过热段负荷。⑥降低待生催化剂进一再标高，减少一再烟气中烃的携带量；⑦待生催化剂滑阀由待生斜管段移至立管段，避免阀板的卡涩事故。装置经过以上技术改造后，取得了显著的成效，催化剂跑损大幅度下降，特别是二再的催化剂跑损明显下降，自然跑损由1.05 kg/t原料下降到0.88 kg/t原料，平衡剂中0～40μm 细粉含量由1.64%上升到10.00%，烟机入口粉尘由150～300 mg/Nm3下降到40～150 mg/Nm3 ，一再烟气带烃问题得到彻底解决，对烟机的长周期运转创造了有利条件，提升管出口三叶快分改成VQS后，干气产率降低，标定数据由改前的6.52%左右下降到4.56%。 2 本次改造完善的目的和内容 反再系统经过2002年的技术改造后运行了两年多，在此期间，也出现了一些问题，如二再超温、油浆固体含量较高达10 g/L以上，再生推动力不够等，车间在分公司技术处以及生产处的领导下开展了一些技术攻关活动，采取了一些措施，如一再添加CO助燃剂，防止二再超温、调整部分操作参数，稳定反应器和沉降器的操作，降低油浆固含量，取得了一定的成效，但是由于原设计上或设备上存在的一些缺陷，这些反映出来的生产问题无法根本解决，因此2004年的检修改造是在2002年技术改造的基础上进行完善。其目的是在现有的条件下解决油浆固含量偏高的问题，同时提高再生推动力，改善剂油接触条件，从而降低干气和焦炭产率，为进一步提高液态烃和丙烯产率打下基础。本次反再系统改造完善的内容主要有： ①进料喷嘴改造为进口UOP喷嘴，同时将提升管底部Y型段整体更换； ②VQS系统完善，包括将平衡管的管径由DN100改为DN150，垂直高度由8.75 m缩短为6.75 m，将VQS罩内的汽提挡板从上至下割除2层； ③增加防焦蒸汽的控制阀和流量显示； ④二再增加一组内取热盘管，在二再下料口处增加一托盘； ⑤在脱气罐增加一根6 m长DN100的导气管。 3 装置改造后的运行情况装置改造完善后于2004年3月20日开工正常，开工过程中没有出现沉降器大量跑催化剂的现象。从运行的情况来看，装置改造后各参数控制在设计范围内，改造完善基本达到如下目的： ①VQS运行效率增加，催化剂跑损减小，油浆固含量降低； ②一再烧焦比例下降，二再增加，烧焦强度都有所增加，对催化剂循环量增大有好处； ③立管流化质量较好，蓄压增加，再阀开度可以灵活调节催化剂循环量； ④应用UOP喷嘴，改善了剂油接触条件，产品分布有一定改善，焦炭产率下降，干气产率略有下降。改造前后实际运行情况及产品分布等情况见表1、表2。表1 设计运行情况对比项　目改造前改造后提升管出口温度/℃ 525 522 沉降器旋分入口线速/ 21.80 22.50 原料预热温度/℃ 153 231 反应时间/ s 2.76 2.92 再阀前蓄压/kPa 265～275 275～285 催化剂循环量/ t.h-1 717.20 793.60 一再烧焦比例，% 78.50 70.50 一再密相温度/℃ 682 681 一再烧焦强度/ kg.(t.h)-1 97.40 92.50 二再密相温度/℃ 747 753 二再烧焦比例，% 21.50 29.50 二再烟气过剩氧，% 6.80 2.80 二再烧焦强度/ kg.(t.h)-1 49.55 66.35 平衡剂0～20μm ，% 1.20 1.40 平衡剂0～40μm，% 8~9 8~10 三旋出口烟气粉尘/ mg.Nm-3 110 96 油浆固含量(灰分)/ g.L-1　 10~12 7~9 表2 装置改造前后产品分布情况（统计）项目 2001年 4月 2003年 12月 2004年 4月加工量/t.月-1 84924 84264 85367 500℃含量，% 61.31 55.50 59.50 干气，% 6.12 4.91 4.78 液化气，% 16.34 20.08 18.88 汽油，% 36.84 40.74 41.77 轻柴油，% 25.16 18.18 19.37 油浆，% 8.33 9.23 8.74 生焦率，% 6.55 6.36 5.98 损失，% 0.66 0.49 0.48 轻油收率/% 62.00 58.92 61.14 轻收+液态烃/% 78.34 79.00 80.02 4 改造后的标定及分析为了准确反映装置改造的实际效果，于2004年4月19日进行了装置改造后的全面标定。 4.1 原料性质本次标定使用的原料为管混油，反应进料分三路，一路为罐区来冷蜡油，一路为常压热蜡油，另外一路为常压热渣油。本次加工的原料是典型的中间基原料，其密度高达930.30 kg/m3 ，饱和烃含量低，芳烃、胶质含量高，说明原料不易裂化；特别是渣油的性质很差，不利于提高装置的掺渣；其沥青质以及正庚烷不溶物含量不高，说明原料的生焦趋势相对较小；重金属含量偏高，对催化剂金属中毒有一定的影响。 4.2 主要操作条件本次标定在装置满负荷的情况下进行的，操作条件保持的较好。从标定的情况来看，提升管出口温度为525 ℃，原料预热温度达到231 ℃，完全符合UOP喷嘴的设计要求；但是原料预热温度的提高，对剂油比影响较大，标定时计算的剂油比仅为6.08；应用UOP喷嘴，雾化蒸汽被分为一、二次分别与原料混合，按UOP要求正常生产时一次雾化蒸汽流量为2500 kg/h，二次雾化蒸汽流量为700 kg/h，标定时每组喷嘴的一次雾化蒸汽流量为435 kg/h，二次雾化蒸汽流量为118 kg/h，总用量明显减小，目前来看喷嘴前压力较高达0.81 MPa，喷嘴整体压降较大。再生立管情况，在平衡剂0-40μm细粉含量只有8%～10％的情况下，再阀前蓄压保持较好，在278～285 kPa之间，流化质量得以保证，催化剂循环量调节较为灵活，说明增加托盘和导气管后再生立管抗干扰的能力明显加强，改动是成功的。从内外取热器的操作来看，二再在原有一组取热盘管的基础上新增一组同样热负荷盘管，二再烧焦比例上升，稀相温度下降，密相温度上升，烟气氧含量降低。但是由于受到系统配套问题的制约，内取热器无法开足，平均过热蒸汽只有6～8 t/h，标定时为7.20 t/h，比设计略小，加上设计上考虑不周，新增取热盘管出口没有测温点，使内取热器出口蒸汽总温度控制无法均衡，并且泄漏比上周期明显增加。外取热器在今年开工以后基本上处于满负荷运行状态，提高整个再生系统的烧焦强度，辅助于助燃剂，对抑制二再稀相超温、提高装置掺渣能力提供了条件。外取热器的满负荷运行对一再烟气粉尘的影响不大，说明一再稀密相流化质量较好，这得益于主风分布环的更换。从二再操作情况来看，目前料位控制的较低，主要是保证脱气罐脱气效果，提高流化质量。但催化剂循环量在达到一定程度后，如再阀开度80％以上，二再密相温度755 ℃以上时，稀相仍出现超温问题（≥770 ℃），说明二再以及整个再生系统的藏量较低，烧焦时间短，即使烧焦强度增加，也难以满足大剂油比的要求。 4.3 催化剂性质本次标定的使用的是CHZ-4重油裂化剂，其平衡催化剂活性为63.90%，相对来说活性保持的较好，比表面为122 m2/g，重金属含量较高，Ni+V的含量大于10000μg/g，Ni的脱氢、Na和V的降熔、塌方作用都影响到催化剂的活性中心数以及反应选择性，在反应过程中对产品分布有一定影响，主要是增加了干气产率。表3为本次标定的平衡剂性质分析。从表中看出，待生剂定碳为1.08%，较去年的1.01%有所提高，说明在VQS内罩的汽提挡板被割除2层后，整体的沉降器的汽提效果有所下降，但基本上未影响到再生器的烧焦。同时平衡剂中的细粉含量有所降低，特别是关系到流化质量的0～40μm的细粉含量只有6.80％，主要是由于油浆过滤器未投用所致，但从操作上看，再生立管的流化质量较好，催化剂循环量调节比较自如。 4.4 物料平衡本次标定装置加工量为2979.70 t/a，负荷率99.32％。加工量的计算采用常压出付料和罐区付料之和，产品量计算方法为液化气、丙烯、汽油、油表3 平衡催化剂性质项目改造完善前本次标定微活性，/% 62.10 63.90 干基，% 97.19 99.24 比表面/m2.g-1 117 122 孔容/mL.g-1 0.142 0.152 SiO2，% 46.03 45.59 Al2O3，% 49.39 50.03 Fe2O3，% 0.29 0.42 Na2O，% 0.20 0.37 Re2O3，% 2.09 1.79 SO4=，% 0.10 0.10 晶胞常数/埃 24.26 24.3 再生剂定碳，% 0.04 0.05 待生剂定碳，% 0.99 1.08 重金属含量/μg.g-1 Fe 3300 4400 Ni 7200 8700 V 2000 2500 Cu 14.4 9.61 Na 3400 3300 Sb 1900 1800 浆由罐区检尺而来，干气、C4、柴油由装置内部计量表计量，生焦由主风量、烟气组成和再生温度计算而来。表4为本次标定的物料平衡数据。在装置采用热联合以后，常压蜡油、渣油直接送到催化原料混合罐，提高了原料的预热温度，同时保留了加热炉的常明灯辅助调节进料温度，使原料预热温度达到232 ℃以上，符合UOP喷嘴的要求。从表4可以看出，反再进料喷嘴系统改造后，原料的雾化效果提高，剂油接触得到了改善，干气产率和生焦率处于较低水平，特别是生焦率(计算值)明显低于设计水平。由于炼管混油，渣油性质差，且随着常压操作的波动渣油性质波动，造成掺渣比不高，仅为27.15%。从产品分布看，油浆产率偏高达8.84%，主要原因一是原料性质偏重，芳烃含量高，难以裂化；二是标定时处理负荷率已达到99.32%，再阀开度达82％，催化剂循环量仍显不够，剂油比仅为6.08左右，裂化能力明显不够，从液化气产率偏低，汽油产率较高也可以看出裂解深度还是不够，重油转化率偏低。表4 物料平衡项目标定数据产量/ t.h-1 比例，% 加工能力/ kt.a-1 原料罐区蜡油 54.95 44.26 439.60 罐区渣油 0.00 0.00 0.0 常压蜡油 35.50 28.59 284 常压渣油 33.71 27.15 269.70 合计 124.15 100.00 993.20 产品　　　干气 5.99 4.82 4.79 液化气 23.43 18.87 18.74 汽油 52.32 42.14 42.17 柴油 22.89 18.43 18.31 油浆 10.98 8.84 8.78 生焦量 7.87 6.34 5.98 损失 0.68 0.55 0.55 合计 124.15 100.00 99.32 液收 75.60 60.89 液收+液化气 99.03 79.76 4.5 产品质量从标定的情况来看，改造后产品的性质变化不大，满足质量指标，汽油去一联合FDFCC回炼后，烯烃含量降低，辛烷值有所降低。汽、柴油干点高是由于拔出率高，油浆密度达1052.50 g/L，过滤前固含量为8.70 g/L，较改造前明显降低。 5 结论反再系统通过2004年的技术改造，制约反应岗位的一些瓶颈得以基本解决，改造效果主要体现为以下几点：（1）通过增设一组内取热盘管，开好外取热器，使再生系统的烧焦能力明显提高，一、二再烧焦比例也趋于合理，为装置提高掺渣打下了坚实的基础，例如本次标定时加工的是管混油，掺渣比较本装置以往掺炼管混渣油时提高了1.15％。（2）随着UOP喷嘴的成功应用，改善了剂油接触条件，降低了干气和焦炭的产率，为进一步提高目的产品的产率奠定了一定的基础。（3）VQS系统的完善，一方面提高了系统回收平衡剂细粉的能力，确保流化质量，另一方面降低了油浆固含量，减少对分馏油浆系统的冲击，保证了装置的长周期运行。（4）脱气罐的改造非常成功，本次标定中平衡剂0~40μm细粉含量为6.80％，较去年的9.20％明显减小，流化质量保持较好，为装置大处理满负荷运行提供了有力的保证。 6 改造后存在的问题（1）应用UOP喷嘴后，在实际操作中发现喷嘴的压降较大，喷嘴前的压力达到0.81 MPa，在进行汽油与原料混合回炼时，汽油进喷嘴前汽化，喷嘴压力达1.10 MPa以上，雾化蒸汽难以进入，甚至有倒流的现象，影响到液化气产率的提高。（2）UOP喷嘴使用要求，原料余热温度应达232 ℃，不利于提高剂油比，如果为提高剂油比，则热裂化程度增加，干气产率势必会上升。（3）VQS改造时由于受沉降器空间小的限制，设备选型受到诸多制约，从目前的加工能力来看，已处于极限状态，例如旋分系统的压降，就经常高达16 kPa以上，对提高旋分系统效率非常不利，这也是油浆固含量相对偏高的根本原因所在。查看更多 1个回答 . 5人已关注

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简介

职业：江西贝美药业有限公司 - DMC、PC操作工

学校：湖南城市学院 - 化学与环境工程系

地区：黑龙江省

个人简介：真实是人生的命脉，是一切价值的根基。查看更多

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