工业装置范文

工业装置范文（精选9篇）

工业装置 第1篇

1 前期研究及试验

1.1 前期研究

国内对焦化废水的处理一般先采用A/O生化法脱氮和去除大部分COD, 生化阶段出水再用吸附或混凝法进一步处理[1,2,3], 吸附法中常采用活性碳、煤粉灰等作吸附剂, 但存在成本高及残渣量大难处理等问题。混凝法中, 焦化厂家一般采用聚合硫酸铁, 但它对有机物的去除不是很理想[4], 为此, 兰州石化公司炼油厂会同甘肃宇辰化工器材装备有限公司针对延迟焦化装置废水的特点进行了大量实验研究, 选择用化学药剂使水质澄清, 除去污水中的污染物, 达到净化污水的目的。从剂种筛选、加入量及配比选择等, 在实验室开发出了活性转化剂、高效分散剂、聚凝剂II三种药剂复配使用的化学药剂, 并根据药剂加注特点制定了工业试验方案。

工业试验主要是考察药剂加入后D-116污水的处理效果, 处理的稳定性;运行成本及单耗。

为了使工业试验数据可靠精确, 监测单位由兰州石化公司炼油厂委托兰州石化质量安全环保处环境监测站承担。工业试验监测的内容主要有监测地点如原水样采样处, 处理后水样采样处;监测项目有COD、悬浮物、油;监测采样时间等。

为了在延迟焦化装置很好的进行工业试验, 兰州石化公司炼油厂根据药剂的加注特点对装置进行了简单改造 (改造只是用废旧设备及原流程中可利用设备进行) , 增加了两台助剂加入计量泵2号和3号泵, 两个药剂储备箱2号和3号加药箱, 和部分管线。加剂流程如图1所示, 其中虚线部分为新增加的管线。

1.2 工业试验

工业试验于2006年8月22日～2006年9月22日进行。

在试验前根据装置内水质排放标准制订了试验目标:通过对乳化废水进行活性转化、分散、聚凝处理后的水质要求出水水质的COD脱除率为50%;脱除率的合格率达80%;SS的脱除率为60%;合格率为80%;油类的脱除率为60%;合格率为80%。

工业试验工艺流程如图1所示。

每天22∶00焦碳塔吹汽自放空塔顶分别进入A-104/1-8放空冷却塔顶冷却器, 经过空冷器冷却后, 进入E-109/1-4水冷器前加入活性转化剂, 加入后自流进入E-109/1-4水冷器进行热交换使油气完全液化后流出, 在出口DN50污油管线上加入高效分散剂, 自流进入D-116, 在D116顶部放空管线DN50上加入聚凝剂II, 污水到达D116罐体中已完成三种药剂的注加, 利用污水在管道中的流动使药剂充分混合, 当D116罐体脱水包中水位达到20%, 开启P114泵将污水转入D223罐中, 转水结束时间大约在次日凌晨4∶00左右, 约有150吨的吹汽水与冷焦水转入在D223罐中, 在D223罐中分层, 废渣下沉于罐底部、污油上浮于罐顶部、达标的废水于罐中部, 于次日早9∶00左右D223罐底部废渣由排渣口排入渣车外运, 罐顶部污油将由P153泵送入分馏塔回练 (由于D-223无法监测油和水的界面, 故罐顶部污油高度无法确定, 油在顶部需先用泵P153转水, 在转水时加强检查, 在泵出口放空见油后再由P153泵送入分馏塔回练) , 中部废水由P153泵直接送入28单元含硫污水井 (流程如图1所示) 。

工业监测结果

经前期调试及稳定运行12d后, 标定期5d由延迟焦化装置配合, 监测站监督采样、分析处理后的水质情况, 其结果见表1。

注:水量=液位差×D223容积 (300m3) 。

在标定期间, 水量变化为107～133t/d, 操作相对比较稳定, 5天平均每天水量125t;处理前原水COD含量每天平均为22760mg/L, SS含量平均为2110mg/L, 油类含量平均为7252mg/L, 处理后水体COD含量每天平均为5458mg/L, SS含量平均为192mg/L, 油类含量平均为991mg/L;各指标5d平均脱除率为:COD为74.9%, SS为80.9%, 油类为86.3%;由于水量相对稳定, 所以药剂每天用量基本相同, 每天平均为:活性转化剂为1.23t、高效率分散剂为0.97t、聚凝剂II为0.56t。

工业试验药剂加入量及成本核算:

药剂实际用量监测:在标定期间污水每天平均水量为125m3。污水处理成本明细见表2。

1.3 试验结果

在试验期间五天内活性转化剂共用6.16t, 平均每天用1.23t, 高效分散剂共用4.84t, 平均每天用0.97t, 聚凝剂II标定5d内共用2.81t, 平均每天用0.56t。

在试验期间废水每天的总处理水量约130t左右, 处理过的水质从外观和颜色看, 水质显微黄色清透;从分离效果看, 污水在D223罐中沉降后油水被分为三层, 上部为污油, 中部是水, 下部为油渣;从分析检测结果看COD平均脱除率为74.9 %, 合格率为100%;SS平均脱除率为80.9%, 合格率为100%;油类的平均脱除率为86.3%, 合格率为100%, 每吨污水处理药剂费用成本为34.26元/t, 达到了试验目标。通过工业试验后应用于延迟焦化废水处理, 证明了该药剂对解决含有高浓度石油类、悬浮物和COD的焦化污水有独特效果。

*:m (药剂) /m (污水) 。 (注:药剂价格为2006年报价) 即处理总成本为每吨污水34.26元。

1.4 实验存在的不足

(1) 试验过程中因加药设备陈旧, 所以在加药过程中加药计量均由人为设置, 需要更换加药设备, 以保证药剂计量的准确性。

(2) 延迟焦化装置在试验期间, 由于没有专门的污水处理系统, 用污油灌暂时替代污水沉降罐, 为了能够取得更好的污水处理效果, 需建一套污水处理设施。

2 污水治理的总体思路

根据工业试验结果, 在焦化装置的污水中加入活性转化剂, 使污水中油相与水相间的张力变小, 破坏了小油珠在水体中的稳定性, 同时改变污水中污染物组分活性;加入高效分散剂, 打破了污染物胶体之间的原有的平衡状态, 使其成为了细小的, 均衡的分散体系, 在此过程中, 高效分散剂带有的电荷对水中带电荷的悬浮物进行静电中和、压缩双电层等作用, 使胶体脱稳;再加入聚凝剂, 聚凝剂水解后形成的带有负电荷的基团对脱稳后的悬浮物, 产生吸附、架桥和一定的卷扫作用, 形成较大的絮凝体, 从而沉降分层, 使油水分离, 分层后除去污水中的COD、SS及油类, 根据药剂的这一特点和工业试验结果设计新建一套污水处理装置。

3 污水治理的技术方案

根据三种药剂的加注特点, 由炼油厂委托兰州石化设计院设计新建一套污水治理装置。增加沉降罐 (D224、D225) ;计量泵, 储药箱等设备, 具体方案如下。

污水进入油水分离罐 (D-116) 后, 开启罐底污油污水泵 (P114) 将污水转入GH-1活性转化剂管道混合器, 经GH-2高效分散剂管道混合器, 再经GH-3聚凝剂管道混合器混合均匀, 后进入沉降罐 (D224) , 在D224罐中沉降分层, 废渣下沉于罐底部, 经管线压入废渣浓缩罐 (D225) 再沉降浓缩后用螺杆泵打入焦炭塔中回炼;浮油浮于罐顶部液位达到一定时溢流到污油罐 (D223) 返回装置分馏部分回炼, 达标的废水于罐中部用泵转出后进入焦池作为冷切焦水重复利用。

4 污水治理的项目实施

D-116污水系统处理技措项目2008年3月动工, 2008年9月底竣工验收结束, 2008年10月5日开始进行试压及吹扫。于10月7日投入正常生产, 10月9日溢流污油至D-223。从外转污水情况看, 污水处理情况较好, 杜绝了污水带油多现象;回收污油的问题也得到了解决;废渣从10月13日晚开始回炼至焦炭塔。该系统运行至今, 处理污水效果较好, 不仅污水得到了重复利用, 同时产生的污油及焦渣均得到了回收利用, 达到了污水治理的目的。

5 项目具体运行情况

5.1 污水处理装置运行时间

新建的污水治理装置于晚上21∶00时开启泵P-114, 随后逐台开启加剂计量泵P-1/1～3;23∶00时开P-4将D-225中焦渣打入焦炭塔中;约23∶30时停止加药即停加剂计量泵P-1/1～3次日早上9∶00将渣压入D-225中, 压完渣后开启P-3将中部的水转至焦池;每天白天将污油罐D-223中污油转至放空塔进行回炼;每星期三早上9∶00对D-224中顶部污油用水顶至D-223中。

5.2 污水处理流程说明

新建的污水治理项目流程为:焦碳塔吹汽自放空塔塔顶分别进入 (A-104/1-8) 放空冷却塔顶空气冷却器, 冷却到60℃, 进入 (E-109/1-4) 水冷器进行热交换冷却到40℃使油气完全液化后流出, 自流进入油水分离罐 (D-116) , 通过泵 (P-114) 自 (D-116) 脱水包抽出进入新建贮水罐 (D-224) , 在新建贮水罐 (D-224) 入口管线上进行三种药剂的逐个投加, 利用管道的流动性达到药剂与污水的充分混合。三种药剂均提前通过药剂注入泵分别进入三个加药罐中。污水流入D-224后进行混凝、静置、沉降, 由于焦化污水的特殊性, 加药处理后的水, 经过再次沉淀后, 分上油, 中水, 下渣三层。每天进水水质不同, 各层的高度也有差别, 油多时, 表现为:水体上部油类物质增多, 下层黑渣相对较少。根据罐体内不同的分层现象, 分别从罐的上部和下部利用静压将浮油排入贮油罐D-223, 将底部废渣排入贮渣罐D-225。

在污油罐D-223中, 浮油停留一段时间后, 上浮油层的实密度增大, 此罐体中下部分依然会有水出现, 由于属于已经加药处理后的水, 用污油罐D-223底的污油污水泵将该水返回至P-114出口后与原水混合, 进行循环处理。贮油罐中的油类, 经过停滞密实后, 由污油泵P-153将其打回放空塔内回炼。

5.3 废渣处理流程

在贮渣罐D-225中, 黑渣依然会继续沉淀, 罐体上部有水析出, 该水与在贮油罐中析出的水相同, 用泵P-3将该水转至焦池回用。焦炭塔给水冷焦期间, 贮渣罐中的废渣从罐体底部通过渣泵P-4打入焦炭塔内回收利用。

D-116污水、污油、废渣处理流程如图2所示。

6 处理前后污水采样数据对比分析

2008年11月3日～18日, 车间对处理前后的污水采样进行了相应地对比分析, 具体情况见表3。

由D-116标定数据可以看出, 通过增上D-116污水处理装置后, 处理效果明显, SS平均去除率为85.8 %, COD平均去除率为99.2 %, 石油类的去除率为99.9%。达到了预期效果。

7 经济效益分析

7.1 药剂成本

废水量平均每天150t左右; (药剂价格为2008年报价) ;

活性转化剂 45t×12月×1347元/t=72.73万元;

高效分散剂 40t×12月×1295元/t=62.16万元;

聚凝剂II 25t×12月×360元/t=10.8万元;

合计:145.6万元/年。

7.2 装置回收效益

(1) 每天可回收约有3t废油, 即月回收废油90t

即90t×3000元/t=27万元/月

(2) 装置改造后油渣返回焦炭塔, 废水处理装置投用后每月可回收6t废油渣

即6t×1600元/t=0.96万元/月

(3) 装置改造后每月回用污水4500t/月

即4500t×0.78元/t=0.35万元/月

7.3 装置经济效益

(1) 年回收废油废渣即:

(废油27+废渣0.96+污水0.35) ×12月=28.31×12月=339.72万元/年;

(2) 年药剂投加成本即:

145.6万元/年;

(3) 年装置实际效益:

339.72万元-145.6万元=194.12万元/年。

8 结论

1) 结果表明, 该工艺对延迟焦化装置放空冷却塔塔顶的污水处理效果较好, 油、水、废渣分离明显, 且处理效果稳定。工业应用中的处理效果为:硫化物去除率76.8%;化学需氧量 (COD) 平均去除率99.2%;悬浮物 (SS) 去除率85.8%, 油类去除率99.9%, 处理后的污水各项指标均达到公司污水排放标准, 合格率达100%。

2) 对焦化废水进行源头处理后, 解决了对终端污水处理场的冲击, 确保了污水处理场的稳定运行和废水的达标排放, 社会效益明显。

3) 该工艺主要亮点在于对这部分污水及其所含的各种成分都进行了回收及重复利用, 减少装置外排污水, 节约了水资源, 回收污油, 减少装置损失。

摘要：介绍了活性转化剂、高效分散剂、聚凝剂Ⅱ与焦化废水的反应机理及处理焦化废水工艺, 通过工业试验, 确定了药剂的最佳投入量以及污水中污染物的去除率及工业应用效果。结果表明, 该工艺对延迟焦化装置放空冷却塔塔顶的污水处理效果较好, 油、水、废渣分离明显, 且处理效果稳定。工业应用中的处理效果为:硫化物去除率76.8%;化学需氧量 (COD) 平均去除率99.2%;悬浮物 (SS) 去除率85.8%, 油类去除率99.9%, 处理后的污水各项指标均达到兰州石化公司污水排放标准, 合格率达100%;用该工艺处理污水的成本为34.26元/t, 同时每日还可回收污油3 t, 年创效益194.12万元。

关键词：焦化放空冷却塔顶废水,活性转化剂/高效分散剂/聚凝剂Ⅱ,去除率,应用效果

参考文献

[1]赵建夫.我国焦化废水处理进展[J].化工环保.1992, 12 (3) :141-145.

[2]赵建夫, 钱易.焦化废水中难降解有机物在厌氧酸化—好氧生物处理过程中的降解机理研究[J].中国环境科学, 1991, 11 (4) :261-265.

[3]文一波.焦化废水生物脱氮研究[J].环境科学, 1992, 13 (4) :45-50.

用蒸馏装置测定工业废水中的砷元素 第2篇

用蒸馏装置测定工业废水中的砷元素

摘要：利用氢化物蒸馏装置测定工业废水中的`砷元素,是以三氯化砷较低的沸点,加热至沸使三氯化砷挥发与其它共存成分分离.使As+5的砷转变为As+3的砷,通过蒸馏顺利地将As元素蒸馏出来.被酸性溶液所吸收.用氰化物装置代替砷元素检测,是一种装置测定两种元素.既科学又节省资金.作 者：徐小芹  作者单位：中国有色集团抚顺红透山矿业有限公司 期 刊：中小企业管理与科技   Journal：MANAGEMENT & TECHNOLOGY OF SME 年，卷(期)：, “”(19) 分类号：X7 关键词：卤素元素    As    三氧化二砷    终点    氢化物蒸馏装置   

工业装置 第3篇

关键词：加氢精制；加氢改质；催化剂；工业应用

中国石油某石化公司50万吨/年中压加氢改质装置利用2013年全厂大修期间更换该装置催化剂，使用2012年该厂80万吨/年中压加氢裂化装置再生的DN-3531/Z-3723/SDD-800催化剂。通过调整催化剂级配使之适应装置操作条件，实现以催化柴油和直馏重柴油为原料生产低凝柴油调和组分。

1 装置简介

50万吨/年中压加氢改质装置于1998年建成投产，装置原设计以催化柴油、直馏轻蜡油为原料生产高品质柴油，由反应、分馏、热工和公用工程等部分组成。反应部分采用两器串联，一次通过，炉前混氢，冷高分工艺流程；分馏部分分馏塔采用进料加热炉，轻柴油侧线汽提工艺，分离粗汽油和改质柴油。催化剂再生采用器外再生，催化剂硫化采用器内硫化工艺。适应公司原油结构变化，装置进行技术改造，取消尾油循环和侧线汽提塔。

2 催化剂的装填

装置装填的催化剂为利旧该厂80万吨/年中压加氢裂化装置2012年再生的DN-3531/Z-3723/SDD-800催化剂，这些催化剂2009年10月投入使用，2012年8月卸出再生后封存。为适应高空速情况生产，保证床层紧密一致，避免催化剂床层出现沟流现象，催化剂装填采用密相装填。

3 催化剂活化

再生催化剂经过器外硫化后运抵进行现场装填，为提升催化剂的活性，开工过程中在催化剂在接触油之前进行活化，使其活性和稳定性都能达到生产要求。活化过程中，催化剂中较为复杂的硫氧化物在较宽的温度范围内与 H2发生反应，最终形成硫化态金属活性组分。

催化剂活化采用气相活化方法。催化剂活化温度控制分为150℃和350℃两个恒温阶段，其中350℃恒温阶段控制床层总温升≯25℃。活化过程中严格控制循环氢外排，减少系统硫损失。床层350℃恒温1小时以上，且循环氢连续两个H2S含量分析不降低，即活化结束。催化剂活化结束后将反应器床层温度降低至220℃，直接引直馏轻柴油开工。

4 工业运行情况

4.1 装置运行

装置以催柴和直馏柴油为原料，最大混合比例催柴：直柴为8：2，产品方案为生产总硫含量小于50PPm的0号柴油、-35号柴油或-50号柴油调和组分。运行中夏季按照精制脱硫方案生产，冬季按照改质方案生产。夏季方案生产时通过适当加大改质反应器入口和床层冷氢量，抑制改质催化剂活性。改质方案生产时通过提高改质反应温度可以使改质催化剂短时间内恢复活性，实现精制脱硫方案和改质方案的快速切换，达到以催柴和直柴混合原料生产-35号柴油调和组分，以催柴为原料生产-50号柴油调和组分的生产目标。2013年至2015年运行数据表明，催化剂活性和选择性较好，同时在2013年10月按照改质产品方案进行标定。

4.2 产品性质

以催柴和直馏的混合原料，生產出的柴油产品凝点、冷滤点、色度、氧化安定性指标满足-35号柴油标准。产品柴油硫含量在30PPm左右，十六烷值较原料油增加2-3个单位，多环芳烃含量下降20个百分点，是炼厂生产国IV标准柴油的理想调和组分。以催柴为原料，通过反应温度的调整，可以生产出-50号柴油调和组分，催化剂操作灵活性较高。

4.3 产品分布

标定时，目的产品柴油的收率达到90.4w%，装置总液收98.0w%以上；生产-50号调和组分时，目的产品柴油的收率达到94.01w%，装置总液收97.0w%以上。标定时虽然反应温度较低，但催化剂出于再生后使用初期，活性较高，裂化反应相对较高，粗汽油产率高。生产-50号调和组分时催化剂已处于稳定阶段，虽然反应温度较高，但目的产品收率相对较高。标定工况下，装置氢耗1.11（w）%， 较同类装置低，DN-3531/Z-3723/SDD-800催化剂级配是较节约氢气的柴油改质技术方案。

4.4 存在的问题

①催化剂按目前装填配比，产品中硫含量进一步降低的难度较大，不能满足国Ⅴ柴油标准。②随着直馏柴油掺炼比的增加，反应热减少，加热炉负荷明显增加，反应进料加热炉成为影响产品质量和增加掺炼比的瓶颈。

5 结论

①采用标准公司装填方式，可以根据生产需要，激活或休眠改质催化剂的活性，不需要在冬、夏季生产方案变换时，切换降凝反应器。②根据不同的原料，通过操作条件的调整，可以实现灵活的产品方案，生产出符合国家标准的优质柴油。

参考文献：

工业装置 第4篇

1 加氢改质装置的工艺路线简述及技术特点

1.1 工艺路线简述

来自加氢稳定>145℃的馏分油与轻烃回收来的石脑油混合进入原料油罐,然后经反应进料泵升压后与换热后的混合氢混合形成混氢油,混氢油经反应进料加热炉加热后进入加氢精制反应器和加氢改质反应器。在催化剂的作用下进行加氢脱硫、脱氧、脱氮、烯烃及芳烃加氢饱和加氢裂化反应。生成的高温油经过一系列的换热和冷却过程后进入高压分离器,进行油气水的三相分离。分离后的高分油经减压后进入低压分离器,低分油再经换热升温后进入分馏塔分馏,塔底产出优质的低凝柴油。塔顶分馏出的石脑油进入石脑油稳定塔脱去含硫气体,得到芳潜含量高的石脑油产品,其硫、氮含量均低于0.5mg/kg。

1.2 装置的技术特点

本装置采用的催化剂为石科院研制的RNC—2和RCC—1催化剂,RNC—2装入一反,RCC—1装入二反。在一反入口处装了RGC—1保护剂,可有效降低进入主催化剂物流中的烯烃含量,减缓主催化剂的积炭速率,从而保护主催化剂,延长运转周期。工艺形式为双剂串联一次通过的加氢裂化工艺;反应部分采用的是炉前混氢方案,其操作方便,传热效率高;分馏部分采用常压塔出柴油方案,采用分馏塔重沸炉;石脑油稳定塔采用无塔顶回流的简化方案;催化剂的硫化采用干法硫化,催化剂活性高,预硫化期间加热炉负荷小,预硫化时间短;催化剂的钝化采用低氮油注氨的钝化方案;催化剂再生采用器外再生方案。

2 加氢改质装置的优化方案和工业实践

神华煤直接液化加氢改质装置虽然采用的是国内成熟的加氢改质工艺,但是由于煤基油品和石油基油品的差异性以及煤液化联合工艺的复杂性和特殊性,本装置在实际运行中从安全、节能、生产方案灵活性等角度一直在不断地优化和完善。

2.1 反应进料泵的优化方案和优化后的工业实践

2.1.1 优化方案

根据运行经验看,反应进料泵出口压力比较高,尤其是在原料温度比较低的情况下,出口压力大约在17~20.3Mpa之间,冷进料情况下压力更高,导致了进料泵的扬程大大超过实际需要,长此以往会使下游设备长期超负荷运转,带来严重的安全隐患;同事也使泵的电机电流偏大,有些时候甚至超过额定电流,不仅浪费电能而且长此以往会造成电机损坏。经与厂家协商后决定拆除泵的中间第五级叶轮,确保了泵的扬程下降而流量未变。在改造过程当中首先对A泵进行了改造。

2.1.2 优化后的工业实践

由于B泵未优化,所以在实践当中采集了这两台泵在相同工况下的运行数据以作对比,数据如下表:

由采集的上表数据可以看出:在流量相同的情况下,优化后的泵出口压力下降了2.02Mpa,电机电流下降了19A,按设计年开工时间7440h计算,节约电能84816kw·h,按1 kw·h电能0.6元计算,可节约电费508896元。优化以后由于泵的出口压力降低,减轻了下游管线和设备的载荷,消除了安全隐患,延长了使用寿命。总之,优化后的运行方案,既安全又节能高效。

2.2 改质轻原料油温度的优化方案和工业实践

2.2.1 优化方案

加氢改质装置设计的接受轻烃回收原料油流量为5.1t/h,温度为30~40℃,但在实际运行当中,原料石脑油的流量基本在15~25t/h之间,有时甚至更大。由于流量的偏大,当轻烃回收原料油进入原料罐后使原料罐内温度迅速降低,严重偏离设计温度222.36℃。一方面过低的混合油温度达不到进料泵的操作条件。另一方面加大了反应进料加热炉的热负荷,造成了操作费用的上升;在某些条件下由于加热炉参数的限制,反应进料温度达不到要求,造成反应深度不够,影响产品质量。鉴于该情况,经与设计单位协商后决定将轻烃回收原料油改为热进料。图例如下:

2.2.2 优化后的生产实践

将轻烃回收的原料石脑油的温度由40℃左右提升到了112℃左右,极大的提升了加氢改质装置原料油罐的温度,满足了反应进料泵的正常运转要求,降低了加热炉的热负荷。不会再因反应温度提不上去而造成反应深度不够的问题。同时,对轻烃回收装置而言,极大的降低了空冷能耗和冷却水的用量,取得了很好的经济效益。

2.3 二硫化碳储罐的优化方案和工业实践

2.3.1 优化方案

二硫化碳罐的密封形式原设计为水封,但是在冬季泵房温度低,水易结冰,容易造成容器、玻璃板等的冻裂。而二硫化碳是剧毒易燃物质,泄露将造成人员中毒、污染环境等严重的影响。后经与设计单位沟通,将罐的密封形式优化为氮气密封。从泵房外引一条DN40氮气线,氮气线上装一个阀后自立阀(设定压力位0.1Mpa),罐顶引一条线去低压放空系统,并分别安装安全阀(起跳压力为1.0Mpa)。优化图例如下:

2.3.2 优化后的工业实践

二硫化碳罐经水封改为氮封后,消除了由于冻裂发生泄漏,火灾,中毒,环境污染的重大安全隐患。同时使充装二硫化碳充装的操作更加方便,在向罐内充装二硫化碳时,将充压阀关闭,用安全阀副线泄掉罐内压力,用氮气将槽车内二硫化碳压入罐内即可。充装速度比以前快了很多,而且杜绝了因为人为疏忽而造成的二硫化碳的大量泄漏。此过程还节约了新鲜水的用量。

2.4 柴油、石脑油备用线的优化方案和工业实践

2.4.1 优化方案

由于煤直接液化是联合生产,相互关联性很强。而且工艺较常规的、单纯的石油炼化工艺复杂,波动性较大。作为加氢改质来讲,加工来料直接受上游装置影响。从长期的实践经验来看,主要存在以下四方面的问题:一是上游来料硫、氮含量偏高,受加氢改质脱硫、脱氮深度限制和床层温升的影响造成柴油产品不合格;二是上游来料组分变化较大且偏重,造成床层温升过高,限制了加工量。多余的加工量只能由上游装置输送到灌区,在以后条件具备时又由上游装置引回重炼;三是柴油产品闪点有时不合格;四是石脑油产品总硫、总氮合格,但蒸汽压或干点不合格。鉴于以上问题,经与设计单位沟通,采取了以下优化方案:

(1)新增了不合格柴油线至原料油罐的回炼线;(2)新增了不合格柴油线至分馏塔的回炼线;(3)新增了不合格石脑油至分馏塔顶回流控制阀后的回炼线,并装有流量显示累计FIQ2002。

2.4.2 优化后的工业实践

新的优化方案极大的消除了上游装置波动对本装置的影响,使装置流程更加完善,增强了装置操作的灵活性。使装置能够针对原料和产品存在的不同问题采取具体的解决方案。如果是柴油硫、氮含量不合格或者是引入上游装置输送到罐区的改质原料时,直接走a)线即可,在某些特殊情况下,比如上游装置来料意外降量,也可以用a)线引罐区原料进行补充,以消除上游波动的影响,确保了本装置的稳定运行。如果是柴油闪电不合格可以走b)线直接进分馏塔重新分离。如果是石脑油蒸汽压或干点不合格,此时无需经过反应系统,直接通过c)线进入分馏塔重新切割馏分即可。以上路线都是以最短的路径解决了存在的具体问题,避免了不必要的重复性加工和能源浪费。在保障装置平稳和满负荷运行方面具有重要作用。

3 结语

神华煤直接液化加氢改质装置的上述优化方案,从节能降耗、确保操作人员健康、环境保护、装置长期稳定运行等诸多方面都做出了卓有成效的贡献。作为生产装置,进行的是一项生产实践。实践无止境,相信我们的优化方案永远在路上。通过不断地探索和创新,在提质增效、安全生产方面将会有更好的方案在等着我们去发掘。

摘要：本文简要介绍了神华煤直接液化加氢改质装置的工艺路线和技术特点;从节能高效、安全环保与健康维护、生产方案灵活性等方面详细阐述了在工业生产实践当中所做的方案优化以及取得的良好效果。

关键词：加氢改质,方案,优化研究,实践评价

参考文献

[1]李大东.加氢处理工艺与工程[M].北京:中国石化出版社,2004:1179—1182.

工业装置 第5篇

1 工艺流程简述

各装置来的含硫酸性水进入原料脱气罐, 在此酸性水中的轻油气脱出, 脱出的轻油气排至焚烧炉, 脱气后的酸性水进入原料水罐进行沉降脱油, 脱出的污油排至污油罐, 经污油泵送出装置或在装置内装车。

除油后的原料水由原料水泵抽出, 分为冷热两路。一路先经分凝液换热器、净化水三次换热器、侧线二次换热器、净化水二次换热器、侧线一次换热器、净化水一次换热器后换热至153℃左右, 使硫化氢和氨都以游离态的分子存在于热料中, 进入汽提塔第44层作为热进料。另一路经原料水冷却器冷却后作为冷进料从塔顶进入, 塔内由下而上的气体与塔顶喷入的冷进料, 在塔顶端的精馏段进行传质传热, 硫化氢从塔分离出来, 经酸性气脱液罐分液后去硫磺回收装置, 脱除的液体返回原料罐。

含有大量氨的液相沿塔盘向下溢流, 与塔底上升气相进行传质传热, 反复汽提后在塔内形成氨的密集区, 富氨气从此抽出, 侧线抽出的氨含有水汽及少量硫化氢, 经由侧线一次换热器冷凝冷却至125～150℃, 进入一级分凝器高温分水, 分凝后的气相经侧线二次换热器冷却至90～120℃, 进入二级分凝器, 分凝后的气相经循环水冷却器冷却至50℃以下, 进入三级分凝器, 气相进入结晶吸附部分。一、二级凝液汇合, 经与原料水换热后, 与三级分凝液汇合, 返回原料罐。

塔底以0.8 MPa蒸汽作热源, 用再沸器加热, 产生的凝结水经凝结水定位罐至回收系统回收利用。净化水在塔下段再经高温汽提后由塔底排出, 与净化水换热器换热后, 再经过空冷器和净化水后冷器冷却至40℃左右, 出装置去各装置回用, 剩余排入污水处理场。

由三级分凝器顶出来的氨气进入结晶器, 温度控制在-2～-10℃, 氨气中的硫化氢部分结晶为硫氢化铵脱除, 进入吸附器底部, 在脱硫剂的作用下进一步脱掉硫化氢, 进入氨气分液罐进行分液。分液后的氨气经氨气过滤器过滤后, 进入氨压机压缩, 压缩后氨气进入氨油分离器分油, 再进入氨气脱硫罐。脱硫后的氨气一部分经空冷器冷却后气氨去一重催车间, 一部分经冷却器冷却后为液氨进入液氨储罐。

2 装置运行存在的问题

汽提塔平稳运行、净化水合格的最重要条件是塔内两个密集区的位置, 即侧线富氨气密集区和塔顶硫化氢密集区。这两个密集区的位置受很多因素影响, 主要因素是汽提塔塔底温度, 该温度受全厂0.8 MPa蒸汽管网压力、温度影响较大, 汽提塔塔底温度控制阀一直都不能自动控制;次要因素是冷进料流量及温度、热进料流量及温度、塔顶酸性气抽出流量、侧线气抽出流量等, 所以汽提塔即使正常生产操作难度也很大。

如果氨密集区上移, 塔顶酸性气含氨量增加, 酸性气管线、控制阀门会产生铵盐结晶, 造成管线阻塞, 影响汽提塔的平稳操作和净化水合格率, 同时含氨的酸性气也会影响硫磺制硫炉的平稳操作, 二氧化硫在氨的氧化物的催化作用下遇水可生成硫酸, 严重腐蚀设备, 并使氧化铝催化剂硫酸盐化, 使反应器内催化剂活性降低, 影响硫磺的产量。

如果硫化氢密集区下移, 塔侧线气中硫化氢的含量增加, 会在侧线管线、阀门处产生铵盐结晶、阻塞, 造成塔压、侧线压力升高, 侧线抽出量减小;塔底温度偏低以后, 与原料水换热的热量下降, 热进料温度下降, 会造成塔内热平衡的恶性循环, 热进料中的氨和硫化氢从水中分离得不好, 造成塔底排出的净化水浓度超标, 水质不合格, 严重影响污水处理场的处理效果及上游装置净化水的回用。

3 系统控制方案

3.1 总体思路

应用SMART构成酸性水汽提装置塔底温度复杂控制器和塔顶抽出控制器。

利用DCS系统中的OPC实现复杂控制器和DCS之间的数据交换, 复杂控制器从DCS中接收过程参数, 经过运算得到控制数据, 送给DCS, 由DCS实现对过程的控制 (图1) 。

3.2 技术方案

3.2.1 塔底温度控制器方案

塔底温度回路的目标:实现塔底温度的稳定、自动控制。

影响塔底温度的主要因素:蒸汽压力、蒸汽温度、冷进料流量及温度。

总的控制思路:考虑蒸汽压力、蒸汽温度、冷进料流量及温度的影响, 自动调节蒸汽控制阀的阀位, 使塔底温度保持稳定。

3.2.2 塔顶温度控制器方案

塔顶温度回路的目标:实现塔顶温度的稳定、自动控制。

影响塔顶温度的主要因素:冷进料温度、冷进料流量、塔顶抽出酸性气流量。

总的控制思路:微调冷进料流量, 力图抵消昼夜环境温度变化导致冷进料温度变化继而对塔顶温度的影响。当冷进料温度变化较大时, 将超出微调范围, 须采取其他措施将塔顶温度调节在合理范围内。

考虑到汽提装置运行的实际工况对冷进料流量的要求, 设计塔顶温度回路时, 设计了冷进料流量的高低限位修改功能。塔顶温度回路投运后, 操作人员可以根据汽提装置运行的实际工况对冷进料流量的高低限位进行修改。

3.2.3 塔顶压力控制器方案

塔顶压力回路的目标:实现塔顶压力的稳定、自动控制。

影响塔顶压力的主要因素:塔底温度、冷进料流量、热进料流量、富氨气流量、塔顶抽出酸性气流量。

总的控制思路:调节塔顶抽出流量, 保持塔顶压力稳定。

考虑到后续硫磺装置运行的实际工况对塔顶抽出酸性气流量的要求, 设计塔顶压力回路时, 设计了塔顶抽出酸性气流量的高低限位修改功能。塔顶压力回路投运后, 操作人员可以根据汽提装置运行的实际工况对塔顶抽出酸性气流量的高低限位进行修改。

3.2.4 控制器与DCS连接

复杂控制器与DCS的连接方案如图2所示。

72×104t/a酸性水汽提装置DCS是横河CENTUM-CS3000系统, 系统配有OPC服务器。复杂控制器通过Ethernet与OPC服务器相连, 通过OPC通讯方式实现与DCS系统的数据交换。

4 使用效果

控制系统投用后, 装置的各项运行指标得到了明显的提高, 投用前后汽提塔底温、顶温和塔压的对比曲线见图3～图8。

1) 酸性水汽提塔运行平稳率明显提高。系统投用后, 酸性水汽提塔塔底温度、塔顶温度波动减少, 保证了汽提塔内硫化氢和氨密集区的稳定, 以及塔顶抽出及侧线抽出产品的纯度;提高了酸性水汽提塔运行的平稳率;同时保证了硫磺装置入口酸性气量的平稳, 降低了含氨酸性气对后续硫磺回收装置的不良影响。

2) 净化水合格率明显提高。系统投用后, 净化水合格率提高2.5%, 减小了对污水处理场和净化水回用装置的影响, 年可节约深井水费用3.3×104元, 保证了全厂污水总排合格率, 为下一步污水回用创造了良好的条件。

3) 汽提装置能耗明显减小。系统投用后, 实现了酸性水汽提塔的平稳操作, 减轻了侧线分水量大造成的恶性循环, 节约0.8 MPa蒸汽消耗, 提高了装置经济效益, 为车间乃至全厂的节能降耗工作做出贡献。

4) 降低操作人员的劳动强度。系统投用后, 自动调节酸性水汽提塔底温度、塔顶温度和塔顶压力, 减轻了操作人员的劳动强度。

5 结束语

工业装置 第6篇

该装置使复合微生物菌群能够彻底分解秸秆;利用生物分解热为生产装置提供热源, 使装置在任何季节都不需要额外加热, 仍保持高效率运行;变压厌氧发酵技术提高了沼气产率和沼气热值, 降低了装置能耗。同时, 可实现低成本农村清洁能源集约化生产, 高效、安全、卫生, 节约土地, 减低二氧化碳和烟尘排放, 为改变农村能源结构和环境卫生提供了技术保证, 使秸秆能源生产有利可图, 为农村开辟基础设施服务业, 扩大就业, 增加收入等提供了有力条件。

秸秆生物能源工业化生产装置技术领先, 工艺合理, 经济性好, 实用性强, 具有一定创新性。实现了低投入, 高效率生产高热值沼气 (甲烷含量70-80%) , 单位容积产气率>3M3/M3.d。秸秆生物能源转化率高达80%。装置生产过程安全可靠, 无废液废渣无污染, 自动化程度较高, 操作简单。

工业装置 第7篇

1 蜡油加氢装置简介

蜡油加氢装置以常减压装置减压深拔的减压蜡油和焦化装置的焦化蜡油为原料(二者混合质量比为 0.54︰0.46),在高温高压、临氢以及催化剂的作用下脱除原料中的硫、氮等杂质,改进烃的分子结构,提高其中的氢含量,最终为催化裂化装置提供优质原料。装置主要由反应、分馏、脱硫、膜分离、压缩机、公用工程以及辅助系统等单元组成,工艺流程见图 1。

2 RVHT 技术的工业应用

2.1 催化剂装填

催化剂的装填采用稀相装填。在整个装填期间,控制催化剂落差小于 0.5m,每种类型催化剂装填完毕或催化剂层高每上升约 500mm 耙平 1 次。加氢反应器中各种类型催化剂的装填量列于表 1。

2.2 催化剂预硫化

以航煤馏分作为硫化携带油,硫化过程如表 2及图 2 和图 3 所示,硫化效果如表 3 所列。

由表 3 可见,催化剂的上硫率为 98.1%,其硫化效果较好。另外,硫化过程中 290℃ 恒温阶段,在降低 DMDS 注入量后,循环氢中 H2S 含量继续增加,当硫化结束时 H2S 含量为 19mg/g,冷高压分离器水位也不再增加,表明催化剂预硫化完全。

2.3 催化剂初活稳定性

在反应器入口温度为 296.4℃、出口温度为 300.8℃、冷高压分离器压力为 11.39MPa、循环氢流量为 143000.0m3/h 的条件下,采用直馏柴油(20℃ 的密度为 0.9002g/cm3,95% 馏出温度为 414℃,硫质量分数为 1.55%)进行催化剂初活稳定性试验。试验过程中,将直馏柴油进料量提高至 133t/h,反应器床层无明显温升,注水量控制约 8t/h,稳定运行 29h。

2.4 处理减压蜡油

在平均反应温度为 347.5℃、冷高压分离器压力为 11.81MPa、循环氢流量为 180700m3/h、原料油进料量为 85t/h、注水量为 10t/h 的条件下,进行了处理减压蜡油的工业试验,原料及产品的性质列于表 4。

由表 4 可见,原料油密度为 0.8999g/cm3,含硫量为 9900μg/g,含氢质量分数为 12.56%,经过加氢处理后蜡油产品的密度为 0.8838g/cm3,含硫量仅为 1500μg/g,含氮量仅为 274μg/g,含氢质量分数则提高至 13.10%, 是一种性质优良的催化裂化原料;柴油产品的密度为 0.8080g/cm3,含硫量为 17μg/g,含氮量为 15μg/g,凝固点小于 -50℃,是一种满足欧 Ⅳ 排放标准的柴油馏分。根据原料油及产品蜡油的含硫量可知,在缓和的工艺条件下,脱硫率达到 85%。

2.5 催化裂化装置原料及产品含硫量

采用 RVHT 技术对催化裂化原料蜡油进行加氢处理前后,催化裂化装置原料油及主要产品的含硫量对比列于表 5。

由表 5 可见,采用 RVHT 技术对蜡油进行加氢处理后,催化裂化装置各产品中的含硫量大幅度降低,其中汽油含硫量由 480μg/g 降低至 66μg/g,满足国 Ⅲ 汽油含硫量小于 150μg/g 的标准要求。

3 结束语

RVHT 技术在 130 万t/a 蜡油加氢装置的工业应用结果表明,该工艺操作过程平稳,产品性质优良,在缓和的工艺条件下,原料油脱硫率达到 85%。装置在正常运行过程中,催化剂活性、稳定性及适应性均较强,能够满足生产需要。

摘要：介绍了RVHT技术在130万t/a蜡油加氢装置上的工业应用情况。结果表明,专用催化剂硫化效果较好,上硫率为98.1%;该工艺操作过程平稳,产品性质优良,在平均反应温度为347.5℃的缓和工艺条件下,原料油脱硫率达到85%;加氢处理后的蜡油作为催化裂化装置进料,可使各产品中的含硫量大幅度降低,其中汽油含硫量由480μg/g降低至66μg/g。

工业装置 第8篇

关键词：电子自动化控制装置,干扰,抑制

1 干扰的定义及其类别

在工业控制现场, 存在着多种类型的杂散电磁信号, 这些信号的频率范围宽, 它们的产生以及存在不会受到接受者的影响。干扰信号的概念主要是相对于有用信号来说的, 当装置中的噪声达到了某一程度, 与有用信号一同进入到电子自动化装置中, 对装置的正常工作造成干扰, 这些噪声都被称为干扰[1]。

对干扰的类别进行总结, 有以下类型:1) 静电干扰。这种干扰的形成途径是:通过电容器或者是分布式的电容, 电场会耦合到电子控制装置中, 由此形成干扰。在这种干扰中, 电场强度越大, 动力线与电路的距离越近, 就会造成更大的静电干扰能力;2) 磁场耦合干扰。这是一种感受式的干扰。其形成的途径是:当电子自动化装置的周围有强电路线路时, 会产生变化的电磁场, 这一磁场能够作用于装置回路, 通过耦合的方式产生较大的干扰。例如:在动力线以及交流电动机的周围, 都会产生电磁场, 这些交变的电磁场能够使附近的电子线路产生感应电动势, 形成干扰;3) 电磁辐射干扰。空间中会存在电磁波, 这一电磁波被电子装置接收, 从而形成干扰。4) 共阻抗干扰。在电子控制装置中, 各个电子回路之间有公共导线, 这些公共导线之间会存在电阻以及电感, 如果有电流流过, 导线上将会产生电压差, 电压差耦合到其它的电子回路中就形成了共阻抗干扰;4) 电网干扰。通常情况下, 工作电源都是通过电网来获得交流电, 然后通过变化得到所需电能。接在电网上的一些设备可能会对电网造成干扰, 使得电网电压中存在干扰信号, 这些信号通过电子控制装置的电源变压器耦合到次级, 影响装置的正常工作[2]。

2 干扰的抑制

对干扰进行抑制, 主要是指对不同种类的干扰进行研究, 通过不同的应对措施来减小或者是消除这种干扰。这些措施有时还会受到控制装置本身的限制, 比如:在微机控制装置方面, 进行干扰抑制时, 既可以采用硬件的方法, 也可以采用软件的方法;但是对于普通的数模转换装置来说, 只能通过硬件的方法来进行干扰的抑制。以下就针对硬件的干扰抑制方法进行介绍:1) 静电屏蔽。所谓的静电屏蔽, 就是指在静电平衡的情况下, 各个导体内部各个点的电位都是相等的, 导体的内部没有电场的存在。根据这一原理, 我们可以在导体处将电力线隔断, 实现静电屏蔽。或者是将需要保护的电子自动化装置屏蔽起来, 同时, 将屏蔽体接地, 充分保证装置被可靠的屏蔽。2) 磁屏蔽。在工业的生产过程中, 大部分设备都会产生磁场, 有的磁场会很大, 通过磁场作用, 附近的装置会受到干扰。通常情况下, 这一干扰也被称为近场干扰, 对这一干扰进行抑制, 可以在干扰源或者被保护的体外围用高导磁材料做一个屏蔽体, 使其内部的磁通不会辐射到外部, 而外部的磁通也不会辐射到内部, 形成隔离;3) 电磁屏蔽。周所周知, 交变磁场的频率越高, 产生的辐射会越强烈, 所以, 高频电磁场是主要的电磁辐射干扰来源, 在电磁屏蔽中, 是采用电阻率低的金属材料作为屏蔽层的, 比如:铜、铝等, 高频电磁场在屏蔽层内形成涡流, 由此产生的磁场将会削弱甚至是抵消干扰磁场的作用, 从而达到屏蔽的作用;4) 抑制共阻抗干扰。常见的共阻抗干扰有:电源的共阻抗干扰、公共地线的共阻抗干扰等。处理这一类型的干扰, 主要途径有:尽量使用质量较好的电源, 适当增大电源的功率容量, 以此来获取较小的电源内阻;在模拟电路和数字电路中, 对于电源线和地线的处理, 要分别进行设置, 同时, 应该尽量选择截面积较大的导线, 缩小其长度, 以此来减小电源线以及地线的阻抗;对于多电源供电的装置来说, 如果存在公共地线, 也应该尽量加大公共地线的截面积;如果电子自动化控制装置的工作地和安全地是连在一起的, 就需要保证接地电阻足够小;5) 抑制漏电耦合干扰。对于这一类型的干扰, 由于它主要是由绝缘电阻的下降导致漏电引起的, 因此, 要对控制装置进行定期检查, 对其内部电路进行定期清洁, 去掉附着在设备上的灰尘和杂物, 使其工作于一个良好的环境中;设计中, 要使得信号线之间有相应的距离, 同时采取适当的屏蔽措施, 提高装置的抗漏电耦合干扰;6) 抑制电网的干扰。可以采用适当的压敏电阻吸收电网电压中的浪涌过压成份;将高频滤波装置安置在电源变压器的两侧以及整流电路上, 以此来抑制电网电压中的高频干扰[3]。

3 结束语

综上所述, 可以将抑制干扰的方法分为两大类:隔离和滤波。隔离的核心思想是将干扰源和受扰电路隔离开来, 使它们不存在电的联系, 使干扰信号不会进入到受扰对象的回路中, 而有用的信号能够顺利通过。为了将电子自动控制装置的抗干扰能力提高到新的水平, 应该从多个方面综合考虑, 不能顾此失彼, 同时, 根据现场的实际情况来采取抑制措施也是非常关键的, 不能照本宣科的乱套方法。

参考文献

[1]李炎亮, 等.汽车电子技术.北京:化学工业出版社, 2005, 1-14.[1]李炎亮, 等.汽车电子技术.北京:化学工业出版社, 2005, 1-14.

[2]范同顺.轻型卡车ABS系统电子控制装置硬件电路的开发:[北京理工大学硕士学位论文].北京:2000, 126-128.[2]范同顺.轻型卡车ABS系统电子控制装置硬件电路的开发:[北京理工大学硕士学位论文].北京:2000, 126-128.

工业装置 第9篇

1生产现状

润滑油加氢补充精制装置自2010年以来使用的催化剂是RN - 10,RN - 10型催化剂的加氢精制能力强,是一种活性很高,稳定性也很好的加氢精制催化剂[1]。从2012年下半年以来,催化剂破碎严重,反应器入口压力呈现逐步上升,尤其是在加工重质原料且处理量较大时,入口压力较高,最高达到了工艺指标上限,床层总压降达到了0. 4 MPa,为了保证正常生产,装置必须适当降量、降压操作,影响到装置的生产负荷, 针对装置生产现状,决定改用fv - 10石蜡加氢精制催化剂。

2加氢催化剂更换使用

fv - 10石油蜡类加氢精制催化剂是在2006年通过中国石化股份有限公司的技术评定,它以复合助剂改性的氧化铝为载体,以W - Mo - Ni为活性组元,具有较大的比表面、孔容、 强度髙等特点[2]。因为fv - 10石蜡加氢精制催化剂活性较好, 装置在装填时,考虑到反应器R202有质量缺陷,故将加氢精制反应器由R101、R201、R202三台串联改为R101、R201两台串联,减少了一台反应器R202。

3换剂前后的效果对比

3.1换剂前后主要操作条件的变化

装置当天投剂,第三天产品合格,成品外送,换剂前炉出口温度指标为270 ~ 320 ℃ ,反应器床层温度指标为260 ~ 310 ℃ ; 换剂后炉出口温度指标为230 ~ 320 ℃ ,反应器床层温度指标为230 ~ 310 ℃ ; 其它参数没有变化。通过比较可以看出,换剂后炉出口及反应温度均比换剂前降低30 ~ 40 ℃ ,由于反应温度降低,节约了加热炉燃料,使得装置能耗降低,具体参数见表1。

3.2换剂前后产品质量对比。

为了考查新催化剂fv - 10的催化性能,就装置馏出产品减二线、减三线、减四线的质量指标酸值、色度、残炭、闪点做了对比分析( 见表2换剂前后馏出口质量情况) 。

减二线酸值由换剂前0. 02 mg KOH/g下降至0. 01 mg KOH/g, 脱酸率提高50% ; 减三线酸值由换剂前0. 03 mg KOH/g下降至0. 01 mg KOH / g, 脱酸率提 高67% ; 减四线酸 值由换剂 前0. 04 mg KOH / g下降至0. 02 mg KOH / g,脱酸率提高50% 。

减二线色度 由换剂前0. 6号下降至0. 5号,色度下降16. 7% ; 减三线色度由换剂前1. 5号下降至1. 0号,色度下降33. 3% ; 减四线色度由换剂前2. 0号下降至1. 5号,色度下降25% 。

减三线残碳 由换剂前0. 013% 下降至0. 008% ,下降38. 5% ; 减四线残碳由换剂前0. 015% 下降至0. 011% ,下降13. 3% 。

3.3换剂前后反应器的数量变化

另外,换剂前反应器有三台,换剂后变为两台,换剂前RN - 10催化剂总填装量为25 t,换剂后fv - 10催化剂填装量为19吨,换剂前后催化剂填装量下降6 t,催化剂用量的减少也说明,在满足同样的产品质量要求的情况下,fv - 10催化剂具有较好的加氢活性。

综上所述,加氢催化剂fv - 10在较低温度下具有良好的加氢活性、稳定性、较强的脱色性能力,能使产品的比色、酸值、闪点、残炭均能达到产品标准要求。

4结论

( 1) 从产品质量来看,经过fv - 10催化剂的润滑油,酸值、残炭、比色均较低,说明催化剂就有较好的活性的活性, 对原料的适应性强,在反应温度较低的条件下处理加氢原料油,产品质量达到了国内质量标准,满足了我厂润滑油生产的需要。

( 2) 从燃料气使用来看,在满足同样质量要求情况下,由于反应温度降低30 ℃ 左右,通过查统计数据知,换剂前燃料月平均气用量为,86吨; 换剂后月平均燃料气用量为71 t; 燃料气全年节约180 t,以燃料气组成干气占60% ,850元/t,天然气占40% ,2. 04元/t计算; 年产经济效益为: 180 × 60% × 850 + 180 × 40% × 2. 04≈9. 2万元。