1、装置生产长周期运行技术分析交流材料我厂近年来在延长装置长周期生产运行方面做了大量的工作，有效地降低了炼油装置生产成本，全面落实了达标规划，现分别以主要装置为单元，分述如下：一、常减压装置：1、装置概述常减压蒸馏装置由*设计院设计，年生产规模为*万吨/年，自199*年 7 月建成投产，一次性开厂成功。设计时采用了许多当时比较先进的技术。初馏塔、常压塔选用板式塔，采用 T 排条阀，双溢流形式，以提高分离效率；减压塔采用湿式操作、全填料塔，在关键的重润滑油原料分馏段、洗涤段、进料段，采用格里希格栅和高效波纹板填料，以提高润滑油料的质量和收率；减压塔顶采用两极蒸汽抽真空系统；电脱盐采用最新工业化的交直
2、流电脱盐技术，三级电脱盐措施，脱后原油含盐量不大于 5mg/l，减轻装置内主体工艺设备的腐蚀；集散控制（DCS）系统采用美国 ABB 公司的先进控制系统，可以实施自整定、自适应、前馈、多变量预估控制等先进控制技术。该装置经过不断的技术革新和技术改造，开炼水平有了很大提高，2001 年装置开炼水平已远远超过了设计指标，达到了国内先进水平。2002 年2、主要经济指标完成情况2001 年、2002 年上半年主要经济指标完成情况表项目单位 国内先进水平 设计值 2001 年数据 2002 年 16 月数据原油种类/ *原油密度kg/m3 / 810.9 0.820 0.840加工量万吨 / 250
3、218.7905开工天数天 / 330 365轻质产品收率% / 58.01 54.55总拔出率 / 89.46 79.66装置能耗Kg 标油/吨 10.8 14.567 11.2加工损失率% 0.1 / 0.1设备完好率% 96 / 98.16仪表三率% 95 / 96.53装置泄漏率 0.4 / 0.04馏出口合格率% 98.5 / 98.81污油排放含油mg/ L 100 / 99.5污油排放合格率% 95 / 92.70渣油量产率% / 10.57 20.09国内同类装置中运行较好的装置能耗为 10.80 Kg标油/吨，不含电脱盐设备正常运行所必须的能耗， 我厂常减压蒸馏装置的能耗包括
4、电脱盐能耗（0.50.6 Kg 标油/吨），因此上表数据中 2001 年度数据已达到了国内先进水平。3、技术分析3.1、轻质油收率、总拔出率250 万吨/年蒸馏装置是按加工 100%吐哈原油设计的，但是随着*油田勘探开发的不断突破，从 99 年开始装置掺炼*原油比例越来越大，到 2001 年最高时达到了 40%左右，由于*原油比重偏重，最高时达到 872kg/m3，从 2001 年三季度、四季度原油评价结果来看，初350馏分的收率分别是 51.42%和 51.15%，渣油收率达到了19.69%，因此原油性质本身限定了轻质油收率、总拔出率达不到设计值要求。另外，随着市场需求的变化，对轻质柴油需求
5、量也越来越高，重质柴油需求量越来越小，因此重质柴油的限产也是轻质油收率降低的原因之一。2001 年轻质油收率最低时只有 47.49%， 2001 年累计轻质油收率为 54.55%。另一方面，由于受全厂物料平衡影响，下游装置的渣油处理能力有限，使装置生产后路不畅，减压塔底液面经常性顶死，仅去年 10 月份减压塔底液面就顶死了近 30次，顶死时间可达十几个小时，造成减压真空度的大幅度波动，使渣油收率进一步增加，最终使总拔出率远没有达到设计值，2001 年渣油收率达到了 20.09%。3.2、装置能耗装置能耗原设计值为 14.567 Kg标油/吨，很大程度上限制了装置的运行水平，近年通过不断的技术改
6、造，有效合理的利用装置低温热源，使各种能源得到了合理分配，装置能耗从 2000 年的 12.37 Kg标油/吨，下降到 2001 年 11.2 Kg标油/吨，远远低于设计值，若去掉电脱盐部分的能耗，装置能耗在10.8 Kg标油/吨左右，已接近国内先进水平。3.3、加工损失装置通过有效管理、引进新技术、使用国外先进的油水液位仪、以及通过对汽油外输、瓦斯外输等工艺流程技术改造，使装置油品损失得到了改善。从表（1）可以看出，装置在降低加工损失上有了很大的进步， 由 2000 年的 0.25%下降到 2001 年的 0.1%，达到了设计水平。同时，通过上述的技术改造，装置的污水含油量也得到了改善，20
7、00 年装置污水的含油量为 157.81mg/ L，2001 年达到了 99.5 mg/ L，污水含油合格率 2000 年和 2001 年分别为88.36%、92.70%，但与国内最好水平还有一定的距离。3.4、工艺平稳率装置实现了两年一修， 2001 年生产平稳，没有发生重大质量、安全事故，但是工艺生产上还是有波动的，主要原因是：1）、处理量的波动：从 2001 年全年原油加工量来看，因受石油市场及全厂物料平衡等因素影响，处理量变化幅度较大，最低时不到4500 吨/天，最高时达到 8200 吨/天，处理量的波动给设备、生产带来了很大不便。2）、真空度波动：由于受全厂物料平衡影响，减压塔底液面
8、常常被顶死，顶死时间可达十几个小时，造成减压真空度的大幅度波动，影响产品收率及质量，同时 10 公斤蒸汽压力的波动也是影响真空度的重要因素之一。3）、电脱盐操作波动：由于掺炼玉门原油的比例增加，以及受青西乳化油的影响（青西原油含水、含盐较高，乳化现象严重），使电脱盐操作负荷也越来越大，电脱盐跳闸频繁。3.5、装置腐蚀问题根据近几年来的生产运行状况来看，随着掺炼高酸值*原油比例的增加，*万吨/年常减压蒸馏装置腐蚀现象日趋严重。从表（3）初、常、减顶污水分析数据中来看，铁离子及氯离子的含量远超过指标要求（Fe+3 浓度不大于 3mg/L cl-1 浓度不大于 30 mg/L）。估计塔内高温部位也有
9、一定的腐蚀，为此采取了一些相应的措施，如加大了防腐剂的注入量，起到了一定的效果。表（3）初、常、减顶污水分析数据Fe+3（mg/L） cl-1（mg/L）初顶 常顶 减顶 初顶 常顶 减顶30.05 33.81 7.77 109 101 3420.77 21.44 8.03 92 95 1332.73 32.26 7.59 99 97 1929.69 30.05 7.02 40 25 1031.70 33.81 6.17 169 145 953.6、下一步采取的措施针对存在的问题，利用 2002 年装置大检修期间，将针对性的进行技术改造。如：为了提高总拔出率，增加轻质油收率，将采用强化蒸馏技术
10、，预计可提高总拔出率 0.7左右，年经济效益约 4000 万元；为了避免因抽真空蒸汽压力不稳，而引起真空度的波动，将增设机械抽真空泵，与末级蒸汽抽空器并联，以提高减压塔的平稳操作，并可节约蒸汽 2.5m3/h 左右，达到节能的效果。总之，250 万吨/年常减压蒸馏装置运行状况较以前有了很大进步，加工成本由 2000 年的 11.18 元/吨原料下降到 2001 年的 9.32 元/吨原料，但是装置与国内最好水平还有一定的距离，也存在一些问题，如装置腐蚀等现象。2001 年没有实现装置达标，与总公司 A 类装置达标要求还有一定的距离。针对 2001 年的开炼情况及存在的问题，利用 2002 年装
11、置大检修期间，将重点的进行技术改造和技术完善，通过改造，使装置轻油收率、平稳操作及节能方面将进一步得到改善，争取在 2002 年实现装置达标。50 万吨/年催化装置经济评价一、概述我厂 50 万吨/年 FCC 装置是一套自动化水平较高的蜡油装置，由北京设计院设计，兰州化学工业公司承建，于 1994 年 11 月建成一次性开厂成功。装置主要由反应再生、分馏、吸收稳定、产品精制、烟气能量回收、余热锅炉等。建成后对我厂重油的二次加工，提高汽、柴油收率，生产高标号汽油做出了巨大贡献。装置经过几年的技术攻关和技术改造，与 98 年实现了总公司一档装置技术达标；2000 年，为适应原料的重质化，装置进行了
12、掺渣改造。2000 年掺渣改造时，新增设外取热器、蒸汽发生器等设备。设计时装置从整体到总体设备，都采用九十年代国外先进技术，包括高效再生技术、提升管出口高效快速分离器、PV 型高效旋风分离器、分装式冷壁电液控制滑阀、双级烟机能量回收机组、烟管式余热锅炉、美国 ABB公司的 MOD300DCS 控制系统等。2000 年，掺渣改造后，由于设计、技术、管理等方面的影响，装置的操作一直不平稳；因此装置的主要经济技术指标较兄弟厂家都有较大的差距；2000 年 12 月经过北京院专家现场指导后和处理后，操作工况开始有了明显的转变。反再操作不再波动，但仍然存在着外取热器投运不正常、装置能耗高、干气产率高、加
13、工损失大、催化剂跑损量大的问题，这些因素的存在严重制约了装置的生产和技术水平的提高。二、2001 年主要经济指标完成情况：表1装置主要经济技术数据项目 计算单位 标准值 2000 年 2001 年加工量 T 467421 499477开工天数 天 330 330 345非计划停工 次 0 34 54装置能耗 kg 标油/T 62.00 81.3 80.5加工损失率 % 0.60 0.89 1.79设备完好率 % 98.00 99 99装置泄漏率 0.50 0.4 0.4馏出口合格率 % 98.00 95.38 93.38污水排放含油 mg/L 150.00 120 136.6污水排放合格率 %
14、 90.00 77 75.2催化剂单耗 kg/T 1.00 0.86 0.99从上表可以看出，由于 2000 年掺渣改造的不成功，以及装置第一次掺渣，在技术、操作水平及经验方面的认识上都还停留在蜡油催化上，导致装置的生产运行极不平稳，装置主要的技术指标与行业最好水平有较大的差距。2001 年针对外取热器流化不畅，二密料位波动较大、反应温度控制不住的操作难题进行技术公关，通过分析问题和现场实际论证，最后发现是由于外取热器烟气返回线开口位置不对，造成外取热器下斜管推动力不够，导致外取热器下料不畅从而影响了二密料位的稳定性，二密料位的大幅波动，又影响了反应温度的恒定，造成反应深度无法控制最终影响了装
15、置的轻油收率；同时由于上斜管没有上滑阀，烟气从上斜管倒窜至二密，影响了二密的操作工况，造成了催化剂的大量跑损；找出了问题的症结所在以后，利用停厂抢修时间，针对外取热器存在的压力平衡问题,采取了堵死烟气返回线的措施，大大改善了操作工况，料位开始恒定，操作逐渐平稳，因此 2001 年的操作水平较 2000 年有了一定的提高。三、技术分析装置开炼情况与国内最好水平存在着很大的差距，具体表现在四个方面：1、装置的能耗高 2、加工损失大 3、馏出口合格率低 4、污水含油合格率低。1、能耗高的原因：外取热器投运不正常；外取热器取热量无法控制，取热负荷仅达到了设计值的 40%，产汽量最大只有 6-8 吨/小
16、时，离设计值 25 吨/小时相差甚远；工艺流程不合理，低温热量没有得到充分利用，装置如顶循环回流、重柴油所携带的热量没有得到充分利用；非计划停工多；2001 年仅因各种原因引起的非计划停工高达 54 次，平均 3 次/月，导致了装置能耗的增大；锅炉系统不能正常投运；锅炉系统由于省煤器与过热器泄漏以及炉管堵塞太多而长期停用，烟气的高温热量没有得到回收，装置的排烟温度高达 220，余热锅炉基本不产蒸汽是装置能耗高的主要原因。2001年下半年虽然通过采取停开加热炉等技术措施，能耗较上半年有明显好转，比 2000 年降低了 0.8 千克标油/吨，但距达标指标 62 千克标油/吨相差 18.5 千克标油
17、/吨。2、2001 年干气收率、加工损失分别是 7.87%、1.79%，比 2000 年分别高出 1.97 个百分点和 0.90 个百分点，主要是气压机在 2001 年5、8 月份故障较多，干气收率达到 7.75%、19.25%，加工损失达到2.09%、9.76%，致使全年干气收率和加工损失偏大。另外，吸收稳定系统与加工负荷不配套，存在干气不干问题，也是装置加工损失偏高的一个因素。四季度通过采取一系列技术措施，加强对气压机的维护保养，使加工损失降低到 0.24%。加工损失高的原因：装置的精制工艺落后、不配套导致罐样不合格打次品多；前期主要是柴油胶质，掺渣后由于原料性质变重，柴油胶质逐渐增大，在
18、无精制手段的情况下，催柴胶质仍以不大于 70mg/ml 的指标来考核，因此柴油罐样不合格者较多，只能靠打次品回炼；这样以来无疑加大了装置的加工损失；装置非计划停工多，装置放火炬次数多；装置上半年仅气压机平均两天停机一次，大量的液态烃被放入低压管网白白烧掉，造成装置的加工损失大；催化剂活性长期处于偏低的状况；掺渣后由于原料性质偏重，重金属含量高；催化剂中毒程度深，催化剂失活快，因受成本的制约，失活催化剂得不到及时更换，导致催化剂活性大多保持在 46 左右，严重影响了焦碳的选择性和目的产品的收率，也导致了加工损失的提高；吸收稳定系统与加工负荷不配套，存在干气不干问题。3、污水含油合格率低的原因仪表
19、投运率低；特别是一些重要的液面经常失灵，造成液面无法控制而时常发生溢流现象，造成污水排放不合格；机泵频繁故障；装置的大型机泵经常出现故障停运，在抢修机泵时需要排尽机泵及管线内存油，再加之大部分机泵泄露严重也是造成污水含油高的主要原因；冷换抢修频繁，在处理管线时同样会造成装置的排放口不合格；装置的“跑冒滴漏”的现象依旧存在。4、馏出口合格率低的原因分析：柴油胶质，由于掺渣后柴油胶质升高，厂部却仍以 70mg/ml 的指标考核，因此柴油次品较多；汽油腐蚀问题突出，掺渣后由于硫含量升高，汽油碱洗的碱水浓度已经从 5%提高到了 12%，但仍然出现汽油铜片腐蚀不合格的问题，主要原因在于以前的碱洗精制工艺
20、碱水与汽油混合时间短，而汽油中硫化氢含量增大，碱水与硫化氢反应的时间短，部分硫化氢来不及反应所致，目前装置采用在脱臭沙滤塔顶部注水的方法初步解决了汽油铜片腐蚀不合格的问题，但此工艺流程仍有待于进一步完善；装置经掺渣改造后，由于裂化原料变重，所需雾化蒸汽量增大（比馏分油催化裂化大 2 倍左右），且产品中干气和液化气产率增加，汽油的产率减少，从而使分馏塔内气体量增大，分馏塔塔顶负荷变重，导致塔顶冷却能力不足，而汽油干点控制指标由202改为185后，造成汽油干点次品较多。四、下一步采取的措施1、彻底解决外取热器不能正常投用问题，按北京设计院设计进行施工，达到设计要求；2、对吸收稳定系统、分馏塔进行配
21、套改造，彻底解决干气不干、加工损失偏高问题；3、采用 MGD 技术，改变提升管进料方式，改善产品分布情况；4、对主风分布管及三旋进行改造，采用新型旋风分离器和分布管，彻底解决三旋分离效果，使烟机长周期平稳运行；总之，由于以上问题的存在，致使装置的开炼水平较国内同类装置相比，有着较大的差距，通过技术改造，将彻底解决制约装置瓶颈，争取装置在 2002 年里实现股份公司新一轮达标。30 万吨/年催化重整装置的评定一、概述30 万吨/年催化重整装置与 15 万吨/年柴油加氢装置组成联合装置，是我厂“八五”规划的主要项目之一，由北京设计院设计，于 1997年 9 月 4 日建成后一次开厂成功；催化重整装
22、置主要以常压直馏汽油及焦化汽油为原料，生产高辛烷值汽油为目的；装置主要由预处理、重整、开工精制油及制氢三个部分组成；采用 CB-6/CB-7 两段装填（一反装 CB-6，二、三、四反装 CB-7）；关键设备采用较先进的结构形式，如两段混氢工艺、纯逆流立式换热器、径向热壁式反应器等；集散控制（DCS）系统采用美国 ABB 公司的先进控制系统，可以实施自整定、自适应、前馈、多变量预估控制等先进控制技术。开工以来由于设计、技术等方面的影响，以及市场原因，装置开停频繁，一直未正常生产；至 2000 年 4 月，由于重整反应器温度分别提至 498、498、510、510，温度已提至极限，且液收下降，经济
23、效益受到影响，故于 2000 年 4 月对 CB-6/CB-7 进行再生、更新、还原，于同年 5 月开工后一直满负荷运行。经过第一再生周期后，通过不断的技术改造和改进操作方法，第二再生周期装置的开炼水平有了很大提高，2001 年装置开炼水平已远远超过了设计指标。一、2001 年主要经济指标完成情况1、生产情况表（1）2000、2001 年主要生产情况数据2001 年 2000 年开工天数359 304处理量吨373996 323211综合能耗kg 标油/吨87.54 89.27稳定汽油收率%80.2 83.66各类气体产率%13.62 13.28加工损失率%0.4 0.44馏出口合格率%98.
24、14 98.87排放口含油mg/l20.21 7.676设备完好率%99.11 98.55泄露率0.15 0.2812、标定情况表（2）主要标定、设计数据2001 年标定数据 2000 年标定数据 设计数据平均反应压力MPa1.43 1.4 1.45WAIT492.5 491.7 499WABT481.8 483.3 486空速h-12.38 1.87 1.8H/HC 比740/1291 829/1515 600/1200稳汽辛烷值RON90.6 90.7 97.1H2 纯度%82 80 82总液收%86.95 88.21 88.21公用工程燃料t/t0.0667 0.0824 0.0918电
25、kwh/t26 30.11 31.69循环水t/t33.3 23.32 21.78凝结水t/t-0.253脱氧水t/t0.08 0.06 0.481.0MPa 蒸汽 t/t 0 -0.055 -0.187新鲜水t/t0.0804 0.0188 0.133能耗 kg 标油/吨90.54 90.64 92.95表（1）为 2000、2001 年装置主要生产技术数据对比。2001 年催化重整装置实现全年连续运转，且操作平稳，各项指标均达到或超过了装置最好水平，并实现了年度达标，装置提前 21 天跨年，较好地完成了生产任务；由年度完成情况及标定情况可以看出，2001 年装置的加工损失率、静密封泄漏率、
26、非计划停工次数、设备完好率、污水含油、排放口合格率等指标均完成较好，并且全部实现达标。二、技术分析以下就结合全年的生产情况以及标定情况，对本装置的各项技术经济指标进行分析及讨论。1、加工量2001 年重整装置加工量达到 37.4 万吨，高出设计处理量 5 万吨，这主要是建立在平稳操作以及满负荷连续运行的基础上，另外由于拔头油部分本身辛烷值较高，参加反应并不能提高其辛烷值，利用这一特点，将重整进料初馏点由设计的 65提高至 71，仅此一项全年重整装置可多加工原料量近 2 万吨，发挥了装置的最大潜力。2、能耗通过技术改造和日常的节能措施，2001 年重整装置吨油能耗在较2000 年水平上又有所降低
27、。目前，催化重整装置的能耗主要是燃料，约占总能耗的 84.8%，其次是电，约占 9.9%，循环水约占 4.2%，这三部分占总能耗的 98.9%。因此重整装置的节能途径主要为：提高加热炉热效率、选择合适的循环氢量、系统压力降、增加换热量、合理选定分馏塔的回流比、提高加工负荷、降低单耗等。为此针对重整装置节能降耗的特点，进行了瓦斯、凝结水系统的技术改造，并对操作进行优化，取得了较好的效果。从表（1）、表（2）看 2001 年装置能耗好于 2000 年，降低了 1.73 kg 标油/吨，两年的标定数据都小于设计值 92.95 kg 标油/吨，但在能耗构成上发生了一些变化，其中燃料气单耗有较大幅度降低
28、，而用电量有所上升，其他单耗变化较小。主要原因是：通过重整氢综合利用技改项目的实施，将氢气串入瓦斯系统，提高了瓦斯氢纯度，使瓦斯单位质量热值高，各圆筒炉串烧重整氢气，从而减少了瓦斯用量。进行的凝结水系统改造，装置所有的凝结水都被回收利用，节约了大量的脱氧水，降低了装置脱氧水的单耗，每小时可节省 10 吨左右的脱氧水，节约能耗0.7kg 标油/t 原料。重整催化剂再生时间短、活性稳定，反应温度低，加热炉瓦斯消耗量小，同时装置超负荷运行，使得各项单耗相对降低。另外通过采取的一系列“节水、节电”等节能措施、优化操作，冬季生产根据各后冷的温度，在保证正常生产的情况下，停开空冷 EC-201/4 及 E
29、C-103/1，并减少各后冷循环水用量，减少了水、电的消耗，降低了装置能耗。3、液收2001 年稳定汽油收率与 2000 年相比，下降了 3.46 个百分点，气体收率上升了 0.34 个百分点，主要原因是：2000 年生产中催化剂刚刚再生完，活性高，反应温度低；而 2001 年催化剂已经运行了一年半时间，催化剂寿命已经超过第一周期，处于反应中后期，催化剂活性下降较大，反应温度逐步提高，裂解反应加剧，造成稳定汽油收率低、干气产量高。另外重整原料性质、操作参数也是重要的影响因素：原料组成的影响，据石科院的研究，重整进料中 0.953N+1.707A值对收率存在影响，该值越高收率相对越低，2000
30、年标定时为32.25，2001 年标定值为 35.19，高出 2.94 个百分点，对收率有一定影响。反应压力的影响，收率与反应压力成反比，压力越高，收率越低。随着本装置开炼周期的延长，系统压差不可避免会有所上升，由 2000 年的 1.10Mpa 上升到 2001 年的 1.23 Mpa，造成平均反应压力上升，对收率也有一定影响。原料的干点和初馏点偏低，为控制拔头油量，不得不降低预分馏塔初馏温度，这样使得一部分具有较高辛烷值的汽油组分进入重整反应系统进行反应，导致副反应加剧，液体收率有所下降，而气体产率上升。原料 50%点的影响，50%馏出点越低，收率越低，2000 年标定原料50%点为 11
31、1，2001 年数据为 107.5，降低了 3.5，在相同操作条件及生产方案，收率可下降 0.3%左右。催化剂失活、反应温度提高可使裂解反应增强，也可造成收率下降。重整催化剂自 2000 年 6 月开厂使用至今，催化剂活性损失比较大，反应温度逐步提高，裂解反应加剧，造成稳汽收率下降。4、稳汽腐蚀问题重整汽油腐蚀问题 2001 年一直困扰着装置的生产，通过分析发现造成汽油腐蚀不合格的原因不是注氯过量造成的，而是由于拔头油和蒸发脱水塔塔顶油含有大量 H2S 的汽油进入重整稳定塔，因受稳定塔塔顶流程所限，使大部分 H2S 进入稳定汽油造成汽油腐蚀不合格，而装置无其他脱硫措施。随着含硫原油比例的增加，
32、该问题将更加突出，建议增设碱洗装置或 H2S 汽提塔，以彻底解决稳汽腐蚀问题。总之，重整装置在 2001 年里开炼水平较以往有了很大的进步，但也存在一些问题，如稳汽腐蚀不合格，2002 年装置大检修期间重整装置将要进行扩容改造，扩容后处理能力为 45 万吨/年，其中将对流程、操作参数、设备等进行优化，将进一步提高装置开炼水平，在2002 年里本装置争取以更好的成绩实现股份公司新一轮达标。2001 年酮苯脱蜡脱油联合装置经济技术分析30 万吨/年酮苯脱蜡脱油装置是我厂九五期间为提高润滑油产品的产量和质量而建造的，该装置由中石化北京设计院设计，于一九九九年十月建成投产，装置设计年开工 8000 小
33、时，原料主要为吐哈、玉门混合原油的减压馏份油，其主要产品为脱蜡油和蜡，副产品为蜡下油。该装置工艺较成熟，由结晶系统、脱蜡脱油过滤系统、氮气循环密闭系统、脱蜡油回收、蜡下油回收、蜡回收系统、水溶剂回收系统、氨冷冻系统等组成，共有设备 245 台套，占地两万余平方米，其自控系统采用日本横河 DCS 集散控制系统，具有九十年代先进水平。为降低能耗和减少新鲜溶剂用量，装置采用了滤液循环工艺，脱蜡油及蜡下油溶剂回收系统采用了较成熟的三效蒸发工艺；采用大口径套管结晶器，减小阻力，降低溶剂量；氨压缩机采用控制先进、操作方便的美国 FRICK 螺杆式冷冻机组。1、加工量完成情况二年 二一年序号 项目 计划 实
34、际 收率 计划 实际 收率1 加工原料油总量(吨)181682 202373 233967 2257532 产品半成品总量及收率(吨) 脱蜡油 111605 133718 6607 144598 159995 70.87(吨)蜡下油(吨) 57883 57298 2831 51086 44282 19.62成品蜡(吨) 11134 10211 505 24916 21023 9.31损失(吨) 1060 1146 057 1156 1083 0.483 能量消耗(千克标油/吨)85.0 9074 89.82 93.244 溶剂消耗(千克/吨)1.2 0.99 1.2 1.195 开工天数(天)
35、330 293 330 2956 原料加工量 轻脱油12769 11899 2102 3526脱蜡油产量及收率7829 6721 5648 1709 2778 78.78成品油产量及收率81 223 6.32 减二线加工量52488 71833 43579 44474脱蜡油产量及收率31189 47913 6670 28093 30955 69.60成品油产量及收率4917 4498 10.11 减三线油加工量66948 68351 74049 100335脱蜡油产量及收率41709 45717 6689 48156 70009 69.78成品蜡产量及收率8203 9162 9.13 减四线油
36、加工量49477 50290 106341 77397脱蜡油产量及收率30878 33367 6635 68348 55623 71.87成品蜡产量及收率13070 7140 9.237 馏出口合格率980 9549 98.0 98.68随着白土精制、石蜡精制的扩容改造，装置的处理量有所增加。2001 年装置计划加工原料 233967 吨，实际加工 225753 吨，完成计划的 96.49%；计划产脱蜡油 144598 吨，实际生产 159995 吨，完成计划的 110.65%；脱蜡油综合收率计划 66.0%，实际完成 70.87%，较计划超出 4.87%，特别是加工原料较 2000 年多 2
37、3388 吨，产脱蜡油多 266277 吨，脱蜡油综合收率在去年 66.07%的基础上又提高了4.8%。2、产品质量取样次数 不合格次 合格率 累计 2000 年累计值次数月份数1 180 0 100 100 93.212 169 3 98.82 99.43 95.183 179 2 98.88 99.39 93.514 129 0 100 99.39 94.465 169 3 98.22 99.15 94.416 133 8 93.98 98.33 92.437 82 0 100 98.56 94.588 45 1 97.78 98.43 95.029 164 6 96.10 98.16 9
38、5.7710 128 0 100 98.33 96.0811 179 0 100 98.52 95.8912 122 0 100 98.68 95.49由上表可见 2001 年馏出口合格率计划 98%，实际完成 98.68%，高于计划 0.68%，较去年同期相比提高了 3.19 个百分点。未完成月份主要是 6 月、8 月、9 月，分析其原因如下：、6 月份因过滤机保持高液位操作，造成凝固点 8 个不合格。、9 月初由于过滤机故障较多，保持高液位操作，造成 9 月份六个凝固点不合格；、原料含水较高，冷洗、三次时有冻结现象发生，冲化套管频繁，影响产品质量；3、环境保护：2000 年 2001 年计
39、划值 实际值 计划值 实际值排污合格率% 90 87.78 90 94排污含油量/L 200 147.26 200 57.32001 年装置排污合格率计划 90%，实际 100%，排污含油量计划低于200/L，实际 57.3/L，较去年同期的实际值 147.26/L 完成得较为理想，分析其原因主要是对装置的排污进行了技改，将排污量最大的泵房排污管道与水井之间增设了污油池以阻止污油进入水井，并进一步加强了现场管理，从而使今年排污合格率明显提高。4、能耗分析：2001 年本装置计划能耗 89.82 千克标油/吨，实际 93.24 千克标油/吨，较计划超出 3.42 千克标油/吨，与去年同期实际能耗
40、 90.74 千克标油/吨相比，完成得也不理想，分析原因如下：表-12001 年酮苯脱蜡脱油联合装置动力消耗数据汇总月份 处理量 T 软化水 T 生水 T循环水T电kWh蒸汽 T 瓦斯 T能耗千克标油/吨原料1 18504 5900 4650 147935 2608639 7875 550 100.372 18468 5197 4000 148503 3120000 7795 535 107.183 22096 2003 1100 121808 2538000 7527 618 84.914 19813 3644 0 131187 2641278 8391 554 96.085 23438 4
41、883 0 111288 2774400 9242 626 88.406 13758 6005 0 128647 3024000 7133 509 95.007 11607 5176 0 101362 2367600 5825 324 121.698 3433 2996 0 28544 67200 704 96 49.139 19330 4645 0 172189 2609600 7199 541 93.2010 21034 4804 0 237017 2200000 7293 635 85.3011 26506 5265 4500 199363 3107600 9066 740 85.881
42、2 21766 5056 4500 167002 3139200 7048 632 93.29表-22001 年动力消耗单耗与设计值比较软化水（T/T）循环水（T/T）电（kWh/T）燃料气（kg/T）蒸汽 T/T(1.0Mpa)总能耗（Kcal/t）设计值 0.34 6.45 133.99 28.74 0.16 851042000 年实际值 90.741042001 年实际值 0.246 7.508 133.764 28.172 0.377 93.24104蒸汽消耗超过设计值两倍多，其中蒸汽加热占总蒸汽消耗的17.83%，汽提吹汽占总蒸汽耗量的 38.76%，下蜡线套管占总蒸汽耗量的 23.
43、26%，是蒸汽消耗的三个主要方面，蒸汽消耗超标主要原因是对汽提塔蒸汽、加热、伴热蒸汽调节不及时。加热炉烟道气余热没有充分利用，“三门一板”调节不及时，造成加热炉排烟温度比入加热炉物料的温度要高出 150左右，使燃料气耗量增大。电能消耗大，尤其氨系统压缩机耗电较大，占总耗电的 45.08%，在满足生产需要的前提下，必须减少氨压机开机台数，提高使用机组的效率，而目前装置对脱蜡温差大、部分产品质量过剩等现象缺乏调节。5、存在问题：糠醛憋罐现象严重，造成本装置循环长达 30 天，严重影响了装置的实际开工天数，造成装置原料处理量的不足。原料质量有待进一步提高。全年原料质量虽较 2000 年相比有所提高（
44、主要体现在馏程上，今年馏程基本上在 90以下），但粘度偏小，含水较高，特别是上半年，多次含水高达 20%。设备问题较多，特别是 P5/1-4、P9/1、2、P10/1、2、K4/1、2、3、4、K3/1、2、3，脱蜡段过滤机、脱油段过滤机故障频繁，影响操作，严重时迫使装置循环。仪表存在问题仍然较多，大多数管道式流量表无法投用。2001 年糠醛装置技术经济分析20 万吨/年糠醛精制装置由我厂自行设计，建成投产于 1988 年，原设计采用两段抽提、冷溶剂回收和芳烃分离工艺，1996 年，为适应原料性质变化、降低能耗，装置的核心设备萃取塔改造使用清华大学 FG高效规整填料的单塔技术，并对抽出液回收系
45、统进行了工艺流程优化，精制能力、精制效果较以前的转盘塔明显增强，装置能耗大大降低。2001 年，糠醛装置加工任务超额完成，提前 36 天跨年，并较好地完成了各项技术经济指标。一、生产情况：1、加工量全年计划加工酮苯脱蜡原料油 12 万吨，四季度厂部追加了加工量，全年达到149899 吨，实际加工酮苯脱蜡原料油 139764 吨，欠产 10135 吨，具体情况见表-1。表-12001 年加工量情况表油品 计划值（吨） 实际值（吨） 超差（吨）酮苯脱蜡减二线 32753 25594 -7159酮苯脱蜡减三线 50018 53953 3935酮苯脱蜡减四线 58462 35780 -22682酮苯脱
46、蜡减五线 8666 23182 14516轻脱油 0 1255 1255合计 149899 139764 -10135今年装置加强与厂部的联系，加强上、下道工序的联系，减少了各种不利因素的影响，提高了装置的生产能力，特别是白土装置改造过后，消除了润滑油系统生产中的瓶颈，使装置加工量有了很大地提高，达到了近年来的最好水平。图-1近年来糠醛装置加工量柱状图1999 年 104458，2000 年 123335，2001 年 139764 由上图可以看出，装置的加工能力在不断提高，达到了近年来的最好水平。2、精制油产量装置全年计划产精制油 115662 吨，实际产精制油 108753 吨，欠产 69
47、09 吨，具体情况见表-2。表-22001 年精制油产量情况表油品 计划值（吨） 实际值（吨） 超差（吨）酮苯脱蜡减二线 25692 20117 -5575酮苯脱蜡减三线 37964 42167 4203酮苯脱蜡减四线 45374 27616 -17758酮苯脱蜡减五线 6632 17880 11248轻脱油 0 973 973合计 115662 108753 -6909图-2各侧线精制油所占比例图3、精制油收率2001 年，精制油收率计划为 77.16%，而实际精制油收率为 77.81%，高于计划0.65 个百分点完成了厂部下达的计划。其中各油品的收率情况见表-3。表-32001 年各油品收率情况表油品 计划值（%） 实际值（%） 超差（%）酮苯脱蜡减二线 78.44 78.60 0.16酮苯脱蜡减三线 77.90 78.16 0.26酮苯脱蜡减四线 77.61 77.18 -0.43酮苯脱蜡减五线 76.53 77.13 0.60
