燕化炼油一厂常减压生产实习.docx

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燕化炼油一厂常减压生产实习

一、燕山石化概况

2.1简介

中国石油化工股份有限公司北京燕山分公司,简称燕山石化.坐落于北京市房山区，地处京广线旁边，具有十分便利的陆路、铁路运输条件。

公司于2000年4月25日随中国石化股份有限公司重组设立，主要业务为石油炼制、石油产品的储运销售、石油化工技术和催化剂的研究、开发。

燕山分公司是中国特大型燃料-润滑油-化工原料型综合性炼油企业之一，拥有30多套生产装置。

主要包括三大系统：

⑴三套常减压蒸馏装置能力为850万吨/年。

⑵燃料油生产装置。

主要包括：

三套重油催化裂化装置，加工能力为400万吨/年；中压加氢裂化装置，设计加工能力为130万吨/年；宽馏份重整装置，设计加工能力为60万吨/年；铂重整装置，设计能力为15万吨/年；天然气制氢装置，设计能力为2万立方米/时；汽油加氢装置，设计能力22万吨/年；柴油加氢精制装置，设计能力为100万吨/年；气体分馏装置，设计加工能力为40万吨/年。

⑶润滑油装置。

主要生产装置包括70万吨/年丙烷脱沥青装置、52万吨/年酮苯脱蜡装置、两套糠醛精制装置、20万吨/年润滑油白土补充精制装置、6万吨/年石蜡加氢精制装置。

2.3产品与服务

燕山分公司每年可向社会提供汽油、柴油、煤油、润滑油、石蜡等33个品种75个牌号的石油化工产品；其中全精炼石蜡、60号食品蜡、石油甲苯、导热油等产品获得国家金奖或银奖；有27种产品曾获国家、部、市级优质产品称号，产品畅销全国各地，石蜡、甲苯等产品还远销欧、美、亚洲的国家和地区，在国内外用户中享有较高的声誉。

汽油全部实现了高标无铅化，汽油、柴油质量达到了欧洲Ⅱ号质量标准。

银催化剂产品在美国和欧盟等国家和地区获得了专利，其性能居世界领先水平。

燕山分公司拥有橡塑新材料合成国家工程研究中心和合成树脂质量监督检验中心两个国家级技术开发和鉴定机构；拥有一支从事情报调研、实验室研究、中间实验、过程控制、设备开发以及工业化装置基础设计的科研开发队伍，在石油化工催化剂、基本有机合成、高分子材料合成及应用、精细化工、水质处理、分析测试等领域具备了雄厚的科研开发能力。

燕山分公司研究开发的YS系列银催化剂在国内现有全部环氧乙烷/乙二醇装置上得到工业应用，占国内市场的85%以上；锂系橡胶聚合成套技术实现了向国内外的转让，水平均居国际先进水平。

燕山分公司研究开发的SBS、溶聚丁苯橡胶SSBR、MTBE合成及裂解制异丁烯技术、己烯-1等成套生产技术具备了工业化生产条件，已经或者正在实现工业化生产。

二、本装置介绍

2.1概况说明

2.1.1装置的地位、作用与装置的改造背景

燕化公司一直加工大庆原油，从原油资源供应情况看，燕化公司原油供应形势十分紧迫，随着大庆原油自然减产和中石油原油加工量的增加，供应中石化的大庆原油量也在逐年减少。

自2000年到2003年，大庆油田平均每年减产153.67万吨，供应中石化的大庆原油数量平均每年下降117.67万吨，按照上述平均下降速度，到2006年供应燕化公司的大庆原油量不会高于500万吨/年，比之前减少180万吨/年左右。

燕山分公司炼油厂原加工能力为800万吨/年，主要以大庆原油为原料设计，加工大庆原油以外油种的适应性差，主要表现为：

轻质原油多，蒸馏装置难以加工；重质原油多，重油处理能力不足，并且不能加工含硫原油，同时一次加工能力也偏低。

为了进一步改善北京的环境质量，迎接2008年奥运会的召开，北京市已执行符合欧III排放的汽柴油质量的新标准。

燕化公司作为中国石化有股份有限公司在华北地区的桥头堡，担负着供应首都市场清洁燃料的重任。

同时为改善重油加工和转化能力的不足，适应加工进口原油，以及优化乙烯原料，中石化确立了以500万吨/年常减压蒸馏装置异地建设、新建140万吨/年焦化装置、200万吨/年加氢裂化装置为核心的1000万吨/年加工能力改造总体方案。

2004年12月，股份公司为了燕山公司的长远发展及考虑增强燕化公司对未来原油变化的适应性，决定将异地建设的常减压蒸馏装置的规模由500万吨/年改为800万吨/年（简称常减压蒸馏I装置又称新区蒸馏装置）。

常减压蒸馏I装置作为1000万吨/年改扩建工程的主要装置，担负着今后全场含硫原油一次加工的的重要任务。

其生产任务的完成情况、产品质量的好坏直接影响着后续装置的运行。

2.1.2装置的主要构成

参照目前国内外常减压蒸馏工艺过程的现状和发展，根据所加工的混合原油特点、全厂总加工流程规划要求的产品方案和下游装置对原油的要求，本装置采用电脱盐-初馏塔-常压塔-减压塔的工艺路线。

改造后的常减压装置由电脱盐部分、初馏部分、常压部分、减压部分、原油换热网络部分、轻烃回收部分等六部分组成。

2.1.3装置操作的技术数据

常减压蒸馏Ⅰ装置是由中国石化建设工程公司（SEI）设计，燕山建安公司承建，加工能力为800万吨/年。

装置于2005年12月建成。

装置操作的技术数据：

1、保持减压塔顶真空度的稳定，真空度指标为≮12mmHg，波动范围≯5mmHg；

2、控制减压塔顶温度≯70℃，波动±3℃，减顶回流量≮90t/h；

3、保持电脱盐罐脱盐压力的平稳，一般一级罐的压力为1.6MPa左右，二级罐4、压力为1.4MPa左右，保持拖延操作温度为110~140℃；

5、根据原油进料量调节脱盐注水量，注入量控制为原油量的3~6%；

6、电脱盐罐的界位一般控制在20~50%；

7、控制蒸汽发生器的液面平稳，一般维持在50~60%左右。

2.1.4装置的主要原料、产品与用途

常减压蒸馏I装置按照加工俄罗斯原油、阿曼原油和沙特轻质原油的混合原油（混合比例为3:

4:

3）设计，原油硫含量1.17wt%。

经常减压分流后的常一线去航煤加氢装置进行加氢，常二线去柴油加氢罐区作为柴油加氢原料，常三线和减顶油、减一线合并去加氢改质罐区，减二、三线蜡油作为加氢原料去加氢裂化罐区以及新建200万吨/年新区加氢裂化装置，减底渣油去新区焦化装置以及焦化罐区作为焦化原料。

2.2工艺路线

2.2.1装置工艺路线的特点

（1）本装置加工的几种进口原油含盐量一般不超过60mgNacl/L，装置设计采用吸收国外先进技术开发的二级高速电脱盐技术，确保原油脱后含盐不大于3mgNacl/L，含水不大于0.2%，排水含油不大于100ppm；

（2）初馏塔共有26层塔板，初侧与常一中返塔一起进常压塔34层，初馏塔采用提压方案，将原油中的轻烃在稍加压力的条件下溶于初顶油，初顶油经泵升压后去稳定塔回收其中的轻烃，石脑油去做重整原料，干气、液化气去焦化装置脱硫；

（3）常压塔选用板式塔，板内件采用国内先进高效导向浮阀塔盘。

常压塔内设50层塔盘，抽出3条侧线，承担石脑油、航空煤油，柴油的分离任务，设计常压拔出率为50.99%；

（4）根据生产方案要求，减压塔选用全填料内件。

减压塔内设5段填料及相应的气液分布器以及气体分布器。

为满足加氢裂化装置对原料中重金属含量、残炭、C7不溶物等指标的限制要求，优化了洗涤段液体分布器，洗涤油的喷淋量，洗涤段集油箱的设计。

减一线坐柴油加氢料或与减二、三线合并去蜡油加氢。

减压塔顶采用高效喷射式蒸汽抽空器加上机械抽真空混合真空系统，在保证减顶真空度的前提下，降低装置能耗。

减压塔顶的操作压力设计值为12mmHg（绝）；

（5）通过系统化的减压蒸馏技术，使装置在生产高质量馏分油的同时，达到深拔节能的目的。

采用“窄点”技术，对原油换热网络进行优化设计，充分利用装置余热，使原油换热终温达到295℃，并在不影响换热终温的前提下，利用合适温位的物流发生蒸汽装置供装置自用，会受低温余热，降低能耗。

在初馏塔顶、常压塔顶和减压塔顶设置了注氨、注水、住缓蚀剂等防腐措施。

加热炉采用热管式空气预热器，尽量降低加热炉排烟温度，使加热炉温度达到90%以上。

采用大直径低速转油线以及100%炉管吸收转油线热膨胀技术，减小减压转油线的压降和温降，从而降低低压炉的出口温度，延长减压炉的操作周期；

（6）本装置能耗为407MJ/t原油，国内常减压装置的平均能耗在461-502MJ/t左右。

国外常减压装置从文献上得到的资料来看最先进的能耗大约在440MJ/t左右。

因此本装置的能耗较低，在国内外处于领先水平。

2.2.2基本原理

2.2.2.1脱水脱盐原理

电脱盐是通过在原油中注水，使原油中的盐分溶于水中，再通过注破乳剂，破坏油水界面和油中固体盐颗粒表面的吸附膜，然后借助高压电场的作用，使水滴感应极化而带电，通过高压电场的作用，带不同电荷的水滴相互吸收，融合成较大的水滴，原油和水的分离是靠油水两种互不相容的液体密度不同的沉降分离，他们的分离基本上符合球形粒子在静止流体中自由沉降斯托克斯公式。

2.2.2.2精馏原理和条件

加热混合物使其沸点较低的轻组分气化和冷凝，进行粗略分离的操作称为蒸馏。

同时并多次运用部分气化和部分冷凝，使各组分达到精确分离的操作成为精馏。

精馏的依据是液体混合物中各组分的挥发度有明显差异，即各组分的沸点不同。

精馏的实质是气相多次冷凝，液相多次气化进行传热传质。

精馏过程必须具备的条件是：

a、必须有气液两组份充分接触的场所，即塔板或填料；

b、必须提供给精馏塔气相回流和液相回流；

c、接触的气液两相必须存在温度差和浓度差。

及液相必须温度低，轻组分含量高；气相必须温度高，重组分含量高；

d、每层塔板上气液两相必须同时存在，而且充分接触。

2.2.2.3减压蒸馏原理

液体沸腾的必要条件是蒸汽压必须等于或者大于外界压力，因此，降低外界压力就相当于降低液体沸腾时所需要的蒸汽压，也就是降低了液体的沸点，压力越低，沸点降的越低。

如果采用抽真空的办法使整流过程在压力低于大气压条件下进行，降低油品的沸点，把原油中的较高沸点组分，在低于其裂解温度的条件下，其气化分馏出来，这就叫减压蒸馏。

2.2.2.4传质传热原理

气液两相充分接触时，高温气相中的重组分被冷凝放热，而下降的液相回流中的轻组分被加热气化，结果上升的气相被下降的液相冷却，气相中重组分不断被冷凝除去，液相轻组分不断气化而提浓，这就是传质传热过程。

2.2.2.5注剂的原理

原油中主要含有碳、氢两种元素，约占原有的95-99%，还有部分氧、硫、氮以及一些微量金属元素和非元素金属，如氯、砷，他们是以化合物形式存在于原料中的。

原油中的氯化物和硫化物在原油被蒸馏过程中受热分解或水解，产生硫化氢和氯化氢，还有有机酸等腐蚀介质，造成设备和管线的腐蚀。

在常减压蒸馏装置中，腐蚀可以产生在高温的重油部分，如：

减压炉管、塔底等；也可以发生在低温轻油部分，如常减压塔顶冷凝冷却系统的腐蚀，目前炼厂普遍采用“一脱三注”的防腐措施。

其中“一脱”是指脱盐脱水，即原油电脱盐又叫原油蒸馏前预处理；“三注”就是原油塔顶挥发线注氨、注缓蚀剂和注水。

氨、缓蚀剂、破乳剂、脱盐剂统称为常减压的辅助材料。

2.2.3流程介绍

2.2.3.1初馏系统

原油自装置外原油罐区来，经原油泵后分两路送入脱前原油换热系统。

脱前原油分别与初定循环油、常顶循环油、常一线油、常二线油、常三线油、减一线油、常一中油和常二中油进行换热，脱后原油分别与常一线油、常二线油、常三线油、常一中油、常二中油、减一线油、减二线油、减三线油、减一中油、减二中油和减渣油进行换热。

两路脱盐原油换热后合并进入初馏塔，混合后的脱盐原油温度为253℃。

初馏塔共26层塔板，合并后的脱盐原油从初馏塔第四层塔板送入塔内蒸馏。

初馏塔定的油气与原油换热到87℃，进入初顶空冷器冷凝冷却到60℃，再进过初顶水冷器冷凝冷却到40℃后进入初顶回流以及产品罐进行气液分离。

初顶不凝气从产品管顶部送至初顶气分液罐作为常压加热炉的燃料，初顶气也可进入压缩机入口分液罐经压缩机升压后去焦化装置脱硫；初顶油用初顶回流及产品泵从产品罐中抽出，一部分打回初馏塔顶做回流，另一部分送至轻烃回收部分回收其中的轻烃；产品罐中的水相与常顶回流及常压产品罐的水相一起作为含硫污水由常顶含硫污水泵送出装置。

初侧线油从初馏塔的第十六层或第十二层塔板送出，由初侧泵送至常压塔与常一中返塔线合并送入常压塔。

初底油从初馏塔顶抽出，经初低泵送入初底油换热系统换热。

初底油在换热前分成两路，与常二中油、常三线油、减二中油和渣油进行换热，温度达到295℃，再分八路送入常压炉加热，升温至358℃，进入常压塔第六层塔盘。

2.2.3.2常压系统

常压塔共50层塔盘，加热后初底油作为进料从第六层塔盘进入，气提蒸汽由塔底通入。

常压塔顶油气经常顶空冷器冷却冷凝至60℃，再经常顶水冷器冷凝冷却至40℃后送入常顶回流及产品罐,在此进行气液分离。

常顶不凝气从常顶回流及产品罐顶部送出，与自减顶分水罐来的减顶气混合后一起经压缩机入口分凝罐分液并经常顶气压缩机升压后送出装置，至焦化装置做进一步处理。

需要时常顶气课由压缩机入口分液罐直接去常减顶燃料气分液罐，作为常压炉的燃料；常顶回流及产品泵将常顶油从常顶回流及产品罐中抽出，送出装置。

必要时部分常顶油还可打回常压塔顶部，与常顶循环油混合进入常压塔做回流；常一线从常压塔第36层塔板抽出，进入常压汽提塔上段，经以常三线为热源的再沸器重沸汽提蒸出轻组分后，由常一线泵抽出，经换热器分别与原油换热，并经常一线空冷器、常一线水冷器冷却至45℃后送出装置做航煤馏分；常二线从常压塔第24层塔盘抽出，进入常压汽提塔中段，经低压蒸汽汽提后，有常二线泵抽出，经换热器分别与原油换热，并经常二线空冷器、常二线水冷器冷却至60℃后送出装置作为柴油馏分；常三线从常压塔第16层塔盘抽出，进入常压汽提塔下段，经低压蒸汽汽提后，有常三线泵抽出，为常一线汽提塔提供热源，再经换热器分别与原油换热，并经常三线空冷器、常三线水冷器冷却至60℃后送出装置作为柴油馏分，与减顶油合并后出装置。

常压塔共设三个中段循环回流。

常顶循从第48层塔盘抽出，由常顶循环回流泵送至换热区，与原油换热至104℃返塔至第50层塔盘，必要时常顶回流及产品泵打回的回流汇入常顶循返塔线，与其共同送入常压塔；常一中从第32层塔盘抽出，经常一中泵送至轻烃回收系统为稳定塔再沸器提供热源，然后进入换热区与原油换热，再经过常一中蒸汽发生器发生0.3MPa蒸汽后降温至159℃，与初侧线合并返回常压塔第34层塔盘；常二中从第20层塔盘抽出，由常二中泵送入换热区与初底油与原油换热，然后进入常二中蒸汽发生器发生1.0MPa的蒸汽后降温至204℃，返回常压塔第22层塔盘处。

常底油经常底泵抽出，分八路进入减压炉加热至394℃，送入减压塔进行减压蒸馏。

2.2.3.2减压系统

减压塔为全填料式干式减压塔。

减压塔顶油气被减顶一级抽空器抽出；一级抽空器排出的不凝气、水蒸气和油气进入减顶一级湿空冷器冷凝，冷凝的液相进入减顶分水罐，气相被减顶二级抽空器抽出；二级抽空器排出的不凝气、水蒸气和油气进入减顶二级湿空冷器冷凝，冷凝液相进入减顶分水罐气相被机械抽空器抽出，进入液封罐，不凝气与减顶分水罐出来的减顶瓦斯合并后与常顶气一起进入压缩机入口分液罐，分液后经常减顶气压缩机升压后送出装置。

当机械抽空器不能正常工作时，减顶二级湿空冷器出来的气相由减顶三级抽空器抽出后，进入减顶三级湿空冷器冷凝至40℃，进入减顶分水罐分液。

减顶分水罐中的不凝气从顶部送出；减顶油由减顶油泵抽出与常三线合并后出装置；分水罐分出的水由减顶含硫污水泵抽出，与初常顶含硫污水一起送至新区三废处理装置进行处理。

减压塔共设四条侧线。

减一线由减顶回流及减一线泵从第I段填料下集油箱抽出，一部分作为内回流进入第II段填料上方，剩余部分与原油换热后作为减一线出装置作加氢裂化原料，另一路经减顶回流空冷器、减顶回流水冷器冷却至50℃后返回第I段填料上作为减顶回流。

减二线由减二线及减一中泵从减压塔第Ⅲ段填料下集油箱抽出，与原油换热后温度降为189℃后分两路，一路作为减一中返回减压塔第Ⅲ上方；另一路经换热器换热至132℃出料去加氢裂化装置，或经减二线备用水冷器冷却至90℃去加氢裂化罐区。

减三线由减三线及减二中泵从减压塔第Ⅳ段填料下集油箱抽出，一部分作为洗涤油返回至第Ⅴ段填料上方，另一部分经过换热器换热至226℃后分两路，一路作为减二中返回减压塔第Ⅳ段填料上方，另一路经换热器换热至145℃去加氢裂化装置，或经减三线备用水冷器冷却至90℃去加氢裂化罐区。

减四线为减压过汽化油泵抽出循环至减压炉入口。

减渣从减压塔底部由减渣泵抽出，经换热器换热降温至152℃去焦化装置作原料，或经冷却至95℃去罐区。

2.2.3.3轻烃回收系统

为了回收原油中的轻烃组分，本装置设置了轻烃回收部分。

自初定回流及产品泵来的初顶油与稳定塔底来的石脑油换热至139℃后进入稳定塔第26、24或28层塔板。

稳定塔顶油气经稳定塔顶湿空冷器冷至40℃后进入稳定塔顶回流及产品罐，罐顶分出的不凝气自压至常减顶压缩机出口，与升压后的常减顶气一起去焦化装置进行脱硫。

稳定干气也可直接进入高压瓦斯分液罐，分液后与高压瓦斯一起作为常、减炉的燃料；冷凝的液体由稳定塔顶回流及产品泵抽出分为两路，一路送至稳定塔顶作为回流，另一路作为液化气送出装置。

稳定塔底重沸器由常一中作为热源。

稳定塔底石脑油经换热器与稳定塔进料换热至70℃再经稳定石脑油水冷器冷却至40℃后出装置。

2.2.3.4一脱三注系统

为了减少设备的腐蚀，设计采用“一脱三注”措施，除了二级电脱盐外，在初馏、常压和减压塔顶馏出线上分别注入缓蚀剂、氨水和水，在稳定塔顶注缓蚀剂，装置内设置了破乳剂，缓蚀剂和氨水的配置系统。

2.3主要影响因素及因素变化调节方法

2.3.1电脱盐部分

2.3.1.1电脱盐进料温度

电脱盐罐温度高低对于脱盐效率影响较大，为此应避免电脱盐罐温度突然大幅度波动，电脱盐的最佳操作温度为125±5℃。

温度过低，原油粘度大，破乳困难，脱盐率下降；由于原油导电性随着温度的升高而增大，温度过高，会导致能耗增加，电流的增加会导致电极板上的电压降低，会影响脱盐效果。

另外，温度过高会导致电耗增加，会引起操作不正常，影响脱盐效果。

渣油量、渣油温度变化、各侧线量及侧线温度变化、原油及装置温度、原油含水都将影响电脱盐的操作温度。

电脱盐进料温度异常的调节方法有：

（1）联系原油罐区改变原油来料温度在45-65℃；

（2）改变提供热源的一路原油换热网络和二路原油换热网络所对应的侧线温度或流量。

2.3.1.2电脱盐罐内压力

罐内控制一定压力是为了控制原油的蒸发，如果罐内压力较低，产生蒸汽，轻则导致操作不正常，重则引起爆炸。

因此，罐内压力必须维持在高于操作温度下原油和水的饱和蒸汽压。

电脱盐罐内压力异常的调节方法有：

（1）调节原油出口阀开度

（2）调节两路脱后原油手操阀的开度

2.3.1.3混合压降

当油、水、破乳剂通过混合阀时，混合压降适中可是三者充分混合。

压降过高形成过乳化液，破乳困难；压降过低，达不到破乳剂和水在原油中充分扩散的目的，使脱盐率大大下降。

混合压降异常的调节方法有：

（1）提高混合阀压降输出风压；

（2）调节原油泵出口开度改变原油流速。

2.3.1.4电脱盐罐注水量

本装置电脱盐注水量控制在5%，注水目的是为了增加水递减碰撞机会，有利于水滴聚集合洗涤原油中的盐。

由于水是导电的，注水量过大容易形成电桥，造成事故；注水量过小，达不到洗涤和增加水凝结力作用。

电脱盐罐注水量异常调节方法有：

（1）改变来水阀门，使水量满足要求；

（2）调节净化水来水量，如有必要应切换为软化水。

2.3.1.5电脱盐罐界位的控制

电脱盐的界位控制是非常重要的，若界位太低，则原有脱水的沉降时间变少，不利于脱盐效果，造成脱水带油；若界位太高，不但减少原油在弱电场中的停留时间，而且电脱盐罐容易因为水位过高而导致跳闸，从而影响到电脱盐的操作。

电脱盐罐界位异常调节方法有：

（1）调整电脱盐注水量；

（2）加强原油罐切水或者更换原油罐。

2.3.2初馏系统

2.3.2.1初馏塔顶温度

初馏塔顶温度与塔顶回流自动串联调节，控制塔顶温度在129-149℃之间。

原油含水量、原油性质变化、初馏塔顶压力、塔顶回流量及含水量、塔顶回流温度、塔底进料温度等对塔顶温度都有影响。

温度过高影响塔顶组成，温度过低影响收率。

初馏塔顶温度异常的调节方法有：

（1）若由于塔顶回流量的原因影响塔顶温度，应立即改为手动操作，检查流量指示等传感器；

（2）若由于进料温度的原因影响塔顶温度，若是原油换热热源的问题，要调整换热热源结构；若是原油来料温度的问题，联系原油罐区提高原油温度；若原油带水，联系原油罐区加强原油脱水，达到原油含水≯1.0%；

（3）若由于塔顶回流温度影响塔顶温度，调节塔顶空冷器、水冷器温度至适当温度。

2.3.2.2初馏塔顶压力

初馏塔塔顶压力由初馏塔顶回流及产品罐顶气相亚控阀控制。

塔顶温度、塔顶回流量及含水情况、塔顶回流温度、塔底进料温度、原油含水及原油性质、冷后温度、空冷器入口阀开度大小都对初馏塔顶压力有影响。

正常情况下初馏塔顶压力控制在225kPa。

初馏塔顶压力异常的调节方法有：

（1）若由于原油性质变化，轻组分较多时，可降低冷后温度，提高回流量，降低塔顶温度；

（2）若由于冷后温度变化，温度高于60℃，应启动所有空冷风机，开大初顶水冷器循环水流量；

（3）若因为初馏塔进料温度异常，应调整原油换热流程，改变与热源的换热，必要时可走副线。

2.3.2.3初馏塔底液面

初馏塔底液面如果过低，则可能导致塔底产品泵抽空；初馏塔底液面过高，则影响第一层塔盘的气液交换。

初馏塔塔底液面控制范围为30-70%。

原油含水量、塔底进料温度，原油性质变化、物料平衡、塔底压力、塔顶温度等因素对初馏塔底液面都有影响。

初馏塔底液面异常的调节方法有：

（1）当原油性质变化时，及时联系原油罐区，对于原油性质变化做出及时调整，稳定操纵。

如对产品质量影响较大，则联系罐区改走不合格线，及时恢复正常操作；

（2）物料不平衡时，根据原油量，相应调节侧线量及拔头油的抽出量，搞好物料平衡；

（3）若塔顶压力温度波动，按照压力变化原因，适当调节回流量，恢复正常操作压力；分析影响塔顶温度的原因，具体问题具体处理。

2.3.3常压系统

2.3.3.1常压塔顶温度

常压塔顶温度控制在129-139℃。

塔顶回流量、回流温度、进料温度、塔底吹汽量等因素对塔顶温度都有影响。

常压塔顶温度异常的调节方法有：

（1）调节回流量、空冷风机及常顶水冷器循环水量，从而改变回流温度；

（2）若常压炉炉温异常，则适当调节常压炉；

（3）调整塔底蒸汽吹汽量从未调节塔底温度；

（4）当塔顶循环及常一中、常二中的流量不变，回流温度降低时，塔顶负荷减小，温度降低，这时应调整常顶循环及常一中、常二中的流量，提高回流温度；

（5）当回流带水时，塔顶温度也会下降，这时应控制常顶回流及产品罐的脱水界位，防止回流带水。

2.3.3.2常压塔顶压力

塔顶压力的控制主要是通过控制塔顶冷凝量，正常情况下塔顶压力通过塔顶温度与常顶循环量或塔顶回流自动串联控制。

塔顶回流量、回流温度、进料温度、塔底吹汽量、压缩机入口分液罐压力等因素对常压塔塔顶压力都有影响。

常压塔塔顶压力异常的调节方法：

（1）当回流温度大于40℃，回流量大时，塔顶压力增加，这时应启动常顶空冷器和增大常顶水冷器循环水量，降低回流温度，减小回流量；

（2）当初馏塔拔出率低，常压塔负荷增加，塔顶压力就会上升，这时，应降低初馏塔回流量，提高初馏塔拔出率；

（3）当塔底吹汽量大，塔内气相负荷增加，常压塔顶压力会上升，这时，应降低塔底吹汽，从而减小塔内气相负荷；

（4）当回流带水时，塔顶压力会上升，这时应严格控制常顶回流及产品罐脱水界位，保证回流不带水；

（5）当常顶循、常一中、常二中回流量减少时，塔顶负荷增加，塔顶压力会升高，这时应提高常顶循、常一中、