生產(chǎn)運行的優(yōu)點及不足

1、、歧化壓縮機機械故障停工事故2009.6月16日23：22K501停止運行，循環(huán)氫壓縮機停機聯(lián)鎖引起歧化反應進料中斷，反應加熱爐F503熄爐，歧化臨氫反應系統(tǒng)緊急泄壓。崗位苯產(chǎn)品改至T551，C502頂甲苯至甲苯罐T502，建立T551至C501、C502的循環(huán)，C503維持正常操作，C9芳烴進T553。循環(huán)氫壓縮機停后檢查各方面條件無異常，在壓縮機具備啟動條件后仍不能啟動壓縮機K501，仔細檢查后發(fā)現(xiàn)是油動機的調(diào)節(jié)汽閥杠桿發(fā)生故障，導致調(diào)速氣門關(guān)閉，汽輪機自動停機。在故障消除后于17日21：15按程序啟動歧化循環(huán)氫壓縮機K501，點F503升溫，進行氮氣循環(huán)與氫氣置換，18日8：30歧化反應

2、重新投料。二、吸附塔循環(huán)泵投用后管線振動問題6月11日吸附塔循環(huán)泵開啟之后，吸附塔部分管線晃動非常嚴重，給安全生產(chǎn)帶來嚴重隱患。裝置管理人員緊急抽調(diào)保運力量對吸附塔系統(tǒng)振動大的管線采取增加支撐、管托、吊架等辦法進行加固。由于吸附管線振動厲害，造成吸附塔開關(guān)閥前后放空閥法蘭多次發(fā)生泄漏，其中一次由于XV122放空閥法蘭泄漏嚴重無法隔離處理，被迫停止SCS系統(tǒng)程序運行，對泄漏法蘭進行緊急處理。處理好以后重新啟動SCS程序。目前，吸附塔管線的振動問題仍然存在。造成振動的原因主要有以下兩點：1）管線支撐安裝不合理，數(shù)量不夠。2）循環(huán)量分區(qū)變化，流量變化太快會造成循環(huán)管線振動。3）開關(guān)閥動作，流量變化會

3、引起床層管線振動。三、吸附塔循環(huán)泵投用后管線振動問題6月11日吸附塔循環(huán)泵開啟之后，由于現(xiàn)場管線支撐數(shù)量及強度不夠，造成吸附塔系統(tǒng)管線晃動非常嚴重，給安全生產(chǎn)帶來嚴重隱患。裝置管理人員緊急抽調(diào)保運力量對吸附塔系統(tǒng)振動大的管線采取增加支撐、管托、吊架等辦法進行加固。由于吸附管線振動厲害，造成吸附塔開關(guān)閥前后放空閥法蘭多次發(fā)生泄漏，其中一次由于XV122放空閥法蘭泄漏嚴重無法隔離處理，被迫停止SCS系統(tǒng)程序運行，對泄漏法蘭進行緊急處理。12:30處理好以后重新啟動SCS程序。隨后緊急抽調(diào)保運力量，對吸附塔所有放空導淋閥的法蘭進行緊固。經(jīng)過不斷改進，目前吸附塔的振動問題已經(jīng)大有好轉(zhuǎn)，但是并沒有根本解

4、決，站在吸附塔平臺上仍能感覺到輕微的振動。4、 SCS系統(tǒng)軟件升級，造成臨時停車問題2009年6月9日下午，IPF專利商檢查發(fā)現(xiàn)SCS系統(tǒng)軟件版本低，與硬件不匹配，導致吸附系統(tǒng)許多功能無法實現(xiàn)，IPF專利商決定對SCS系統(tǒng)軟件更新，裝置臨時停車。合同簽訂時建議IFP專利商用最新版本的SCS系統(tǒng)軟件。5、 主溶劑文丘里流量計PI80102測量值嚴重失真問題主溶劑文丘里流量計PI80102測量值嚴重失真，偏差在50左右，多次校驗仍然不準確，嚴重影響溶劑比控制。通過富溶劑與混合苯和甲苯的流量差值作為貧溶劑的參考量，基本控制了溶劑比，維持了裝置穩(wěn)定運行。懷疑是設(shè)計時介質(zhì)的密度出現(xiàn)錯誤導致儀表選型不匹配

5、。6、 減溫減壓器DT952的壓力控制閥PV95804經(jīng)?？ㄗ栴}蒸汽管網(wǎng)來的3.5Mpa蒸汽經(jīng)過減溫減壓以后變成2.2Mpa蒸汽，供芳烴抽提單元三臺蒸汽加熱器用，分別是E803抽提蒸餾塔再沸器、E806溶劑回收塔蒸汽再沸器和E810溶劑再生塔蒸汽再沸器。由于減溫減壓器DT952的壓力控制閥PV95804在開工時經(jīng)常卡住，當后路減壓蒸汽壓力高時無法回調(diào)，引起蒸汽壓力波動，并多次導致安全閥起跳(安全閥定壓2.4Mpa)。由于該調(diào)節(jié)閥的前后截止閥泄漏，使得該調(diào)節(jié)閥無法切出檢修，現(xiàn)采取控制閥副線保持一定開度，減少控制閥大幅度波動時對塔溫的影響。對于壓力控制閥PV95804在開工時經(jīng)?？?，懷疑是管線中

6、有雜物導致調(diào)節(jié)閥無法正常運行。七、惠州PX異構(gòu)化裝置事故處理(一)、由于吸附分離事故造成異構(gòu)化進料中斷，被迫停工異構(gòu)化的反應進料來自吸附分離裝置抽余液塔側(cè)線緩沖罐，所以吸附分離裝置事故停工，異構(gòu)化裝置也必須停工處理，停工狀態(tài)如下：1) )反應停進料，稍降系統(tǒng)壓力(1.2?1.4MPa),維持循環(huán)氫量；稍降反應溫度(>280C)。2) 脫庚烷塔單塔循環(huán)，塔頂、塔底全回流。3) 汽提塔正常接受歧化來料，塔底正常出裝置。等到吸附事故處理完后，異構(gòu)化重新投料，反應溫度及壓力逐漸恢復正常。下面列舉PX裝置開工以來由于吸附分離原因造成異構(gòu)化停工事故。1、 6月20日P605A泵機封突然嚴重泄漏，切至

7、B泵運行時，B泵不上量，造成吸附裝置臨時停車。從而造成異構(gòu)化反應進料中斷，反應部分必須停工。異構(gòu)化6月14日才投料，此時裝置還沒有滿負荷生產(chǎn)，進料量在70%左右。催化劑還沒有被完全鈍化，裝置工程師非常擔心停工后從新投料過程會出現(xiàn)較大的溫升，對催化劑性能造成損害。經(jīng)與專利商ExxonMobil討論商定了重新投料的工藝指標。投料后運行平穩(wěn)，催化劑性能正常停工前后主要工藝參數(shù)對比：設(shè)計值停工前（6月20日）重新投料（6月22日）反應進料量t/h353240240反應器入口溫度C417396381反應器入口壓力MPa17.31.601.60氫油比mol/mol1.0-2.01.201.05乙苯轉(zhuǎn)化率w

8、t%70.0>80.0>80.0二甲苯平衡率wt%23.1>23.8>23.82、10月13日由于吸附塔第一、十五層差壓過高，吸附塔需要停工隔離進行反沖洗。異構(gòu)化被迫停工。吸附事故處理完，異構(gòu)化重新開工。在反應爐升溫階段，發(fā)現(xiàn)反應爐頂部襯里大量脫落，經(jīng)管理人員商定后決定停工檢修。襯里脫落的原因分析：首先，由于異構(gòu)化非正常停工，爐子溫度變化太大，內(nèi)部襯里由于熱脹冷縮作用，與爐子內(nèi)壁脫離。其次，爐內(nèi)頂部用于固定襯里的吊鉤數(shù)量太少，承重效果不好。以上兩點共同作用造成頂部成立大量脫落。事故處理過程：反應系統(tǒng)停工，爐子降溫冷卻。爐子頂部重新焊接足夠數(shù)量的吊鉤，填補爐內(nèi)襯里并固定好

9、。處理好后反應系統(tǒng)重新開工。3、11月23日由于吸附分離系統(tǒng)解吸劑進料流量低聯(lián)鎖停工，異構(gòu)化進料中斷，反應停工停工狀態(tài)與本節(jié)片頭所述狀態(tài)相同（二）、排廢氫流程設(shè)計缺陷異構(gòu)化裝置反應出口分離罐頂部的排廢氫管線太細，總管為DN40；排火炬管線DN50，排燃料氣管線DN50。異構(gòu)化催化劑在反應投料階段會消耗大量氫氣，造成循環(huán)氫純度迅速下降。為了保證足夠的氫純度，需要加大補充氫和排廢氫流量，由于排廢氫管線設(shè)計太細，排放量不夠。經(jīng)與ExxonMobil專利商量后，通過高分罐D(zhuǎn)701、壓縮機入口脫液罐D(zhuǎn)702頂?shù)陌踩y副線同時進行排放，提高尾氫排放量。保證了循環(huán)氫的純度。排廢氫去火炬和燃料汽的管線設(shè)計一定

10、要粗一些（DN>100）,通過調(diào)節(jié)閥控制流量。（三）、脫庚烷塔底甲苯超標6月14日異構(gòu)化反應投料后，脫庚烷塔底溫度提不起來，塔底的甲苯含量高，塔頂回流量偏低。重沸爐主火嘴的爐前閥已全開，燃料氣閥閥后壓力達到0.25MPa以上，爐膛燃燒情況不好，火焰發(fā)飄，爐膛灰暗，并有輕度脫火情況。通過調(diào)整風機、氧含量、爐膛負壓等方法改善爐子燃燒狀況，效果仍然不理想。后來分析可能是主火嘴問題，通過拆火嘴檢查發(fā)現(xiàn)火嘴結(jié)構(gòu)存在問題。原設(shè)計有一個火嘴即可以燒燃料汽也可以燒抽提真空泵P808排來的輕烴，這個火嘴設(shè)計了主副燒嘴，兩個開孔分別連接兩種燃料。但是由于設(shè)計安裝問題，所有火嘴都有主副燒嘴。燃料氣錯連在副燒嘴

11、上，造成加熱爐的熱負荷不夠，后將燃料氣改至主燒嘴上，加熱爐負荷提高了，通過增加脫庚烷塔C701的回流量，脫庚烷塔C701底的甲苯含量由2.0%降到0.3%以下，使脫庚烷塔塔底甲苯含量高問題得到有效解決。八、板式換熱器惠州歧化裝置反應系統(tǒng)的歧化進料/產(chǎn)物換熱器采用的是Packinox板式換熱器從開工至今運行情況良好，板換的換熱溫差以及進出口差壓都在設(shè)計范圍之內(nèi)。但是根據(jù)現(xiàn)在板換的操作參數(shù)來看，惠州選用的這個板換并沒有能將反應產(chǎn)物的熱能最大限度的應用?，F(xiàn)階段板換運行的溫度參數(shù)：板換熱路反應產(chǎn)物進板換溫度：430°C反應產(chǎn)物出板換溫度：162C板換冷路反應進料出板換溫度：372C冷路反應進

12、料進板換溫度：135C反應爐進出口溫差：42C從這組數(shù)據(jù)我們可以看到板換熱路進板換溫度與冷料出板換溫度的差值已經(jīng)接近60C,板換熱路出板換溫度與冷料進板換溫度的差值也已經(jīng)接近30C,這兩個差值與同類歧化裝置板換的運行參數(shù)相比都有較大的偏差，通過這組數(shù)據(jù)的對比可以看出惠州選用的板換對反應系統(tǒng)的熱量利用并沒有達到最佳點。我們海南煉化PX裝置在板換的選型上,一點要在能量利用方面下足功夫,務(wù)必做到設(shè)計參數(shù)最優(yōu)化,能量利用最大化。九、非芳烴蒸餾塔塔底泵P802不上量問題非芳烴蒸餾塔開工后,塔底泵出口流量上不去,塔底環(huán)丁砜無法打出,造成抽余油中環(huán)丁砜超標,最高達到300ppm。主要原因是,塔底往復泵選型較

13、?。黄浯问?泵出口安全閥設(shè)定壓力偏小,導致安全閥起跳,物料從泵出口返回至泵入口。通過適當提高泵出口安全閥的設(shè)定壓力，基本上解決了泵不上量問題。十、空冷后溫度低，管線振動的問題惠州PX,開工運行初期，由于甲苯塔塔頂冷后控制溫度較低，導致空冷后路管線至回流罐管線發(fā)生液擊。通過提高空冷冷后溫度，維持在160C以上，有效地消除了空冷后路管線的振動，現(xiàn)塔頂空冷冷后溫度控制在175C左右。此做法，值得我們PX借鑒。十一、吸附塔床層壓差高問題惠州吸附分離裝置開工后發(fā)現(xiàn)吸附塔床層壓差超高，經(jīng)IFP專家檢測后發(fā)現(xiàn)吸附塔的第1、15床層壓差偏高，10月13日將吸附分離裝置停工，對吸附塔進行在線反沖洗。而鎮(zhèn)海同樣的

14、IFP工藝在運行5年后才進行床層反沖洗，所以，我認為惠州在吸附塔內(nèi)件安裝和吸附劑裝填工作上可能出現(xiàn)失誤。我在想，惠州應該慶幸選擇了IFP工藝（可以實現(xiàn)在線反沖洗），如果是UOP的工藝，一旦吸附塔出現(xiàn)此類情況，那將是不可挽回的事故。所以對于吸附分離相關(guān)的所有工作一定要慎之又慎，絕對不能出現(xiàn)一點紕漏。十二、對IFP的Eluxyl工藝吸附塔壓力波動大分析：1） ）由于五股進出物料采用程控閥控制，與UOP的旋轉(zhuǎn)閥工藝相比，Eluxyl工藝五股物料進出時程控閥同步性很難保證。2） 吸附塔在床層切換過程中，由于SCS系統(tǒng)需要對下一個床層開關(guān)閥的狀態(tài)進行判斷（存在上下兩個閥門同開的狀態(tài)），同時由于每個床層的

15、壓力不同，在此切換過程中會出現(xiàn)物料流量的波動。特別是在第12至13、24至1 床層切換過程中，解吸劑和抽余液流量波動較大。3） 每個程控閥的開關(guān)時間問題，由于每個閥門的特性不可能完全達到一致，所以閥門的開關(guān)動作時間有一定差別4） IFP的Eluxyl工藝解吸劑、進料、抽出液、抽余液進出吸附塔管線的第1、13層使用蝶閥，其它床層采用限流孔板來平衡各集合管的管路壓降。此改進對穩(wěn)定吸附塔的壓力有一定作用，但是并沒有做到完全的平衡，壓力變化對進出物料的控制閥調(diào)節(jié)仍存在一定障礙。目前還沒有研究透UOP工藝通過哪種手段來平衡各床層管線上的壓降問題。5） SCS控制程序優(yōu)化。在固有硬件條件下，可以要求IFP

16、專家對控制程序進行優(yōu)化，盡量降低吸附塔系統(tǒng)壓力、流量的波動。6） 抽出液、抽余液混合罐，在惠州PX抽出液、抽余液混合罐由于罐內(nèi)噴射嘴堵塞，開工以來一直走副線操作。從實際的化驗分析來看，抽出液和抽余液的物料組成變化很大；從理論上分析，在SCS控制下的同一個步進時間內(nèi)，抽出液、抽余液每個時間內(nèi)所抽出的區(qū)域內(nèi)的物料濃度不一樣，導致組份的波動。所以，為了穩(wěn)定抽出液塔和抽余液塔的操作，設(shè)混合罐是非常有必要的。7） 惠州加熱爐爐火燃燒不好，火焰發(fā)飄，據(jù)了解主要原因為：加熱爐燃料油設(shè)計時為重油黏度較大，燃料油火嘴開孔偏大；燃燒器的供風口在火盆四周，在加熱爐施工過程中供風口沒有與風道對齊，且有雜物掉在供風口造成堵塞。另外，加熱爐主燃料氣和長明燈手閥為普通的手閥，建議我們的手閥采用一道鴛鴦考克閥。國內(nèi)幾套新建芳煌聯(lián)合裝置主要設(shè)備規(guī)格比較（含二甲苯分離、吸附分離）廠家上海石化鎮(zhèn)海煉化中海油四川彭州PX產(chǎn)能60萬噸/年45萬噸/年84萬噸/年64.9萬噸/年二甲苯再蒸播塔直徑mm無?7000/?8400?7600/?9000無塔圖m78.681.2塔盤121層MD塔盤121層浮閥塔盤二甲苯塔直徑mm?7200/?8000/?8500?4200/?5100?5800/?7400?8000/?8500/?9200塔圖m68.696.5115.780.8塔盤120層MD塔盤190層MD