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【精品】催化总结汇总 重催装置180万吨/年扩能改造总结摘要装置扩能改造后，加工能力达到了181.44万吨/年，最高达到193.2万吨/年。 装置标定结果表明，MIP工艺技术及其他新技术的应用，提高了装置的二次加工能力，掺炼减压渣油、焦化蜡油比例分别达到42%、19%，年多加工重油近50万吨；汽油稀烃降低了15个体积单位以上，MIP技术降稀烃非常明显。 装置轻油收率达到71.6%，比设计高0.9%。 企业每年实现新增利润1719万元以上。 关键词催化裂化汽油稀烃MIP扩能改造1前言锦西石化分公司重油催化裂化装置是由洛阳石化工程公司设计，原设计年加工能力为140万吨，采用两段再生、反应器与一再同轴、二再并列的提升管式催化裂化装置。 分公司加工原油品种为辽河原油、大庆原油及进口低硫原油。 受所加工原油品种限制，原油一次加工轻油收率低，蜡油和重油收率较高，按照石化公司600万吨/年的原油加工能力进行平衡，尚有20万吨/年减压渣油不能实现二次加工而作为商品重油出售，造成效益损失。 因此，有必要对二次加工能力进行扩能改造，消除瓶颈。 本次改造的主要目的是将重催装置的加工能力由140万吨/年扩大到180万吨/年，争取达到200万吨/年，以提高石化公司的二次加工能力，实现减压渣油全部轻质化。 同时在重油催化裂化装置，应用中国石油化工科学研究院的开发的MIP降低汽油烯烃技术，使公司出厂汽油达到欧标准，供应北京市场。 重催装置扩能改造项目于xx年2月委托洛阳石油化工工程公司设计。 经过40天停车改造，装置于xx年11月22号提升管喷油，装置改造后一次开车成功。 2装置扩能改造的具体内容2.1反应器部分提升管反应器的设计应用中国石油化工科学研究院开发的MIP技术，提升管反应器采用折叠式提升管，分为两部分，第一部分为预提升段，内径（钢内径）1300mm，内衬150mm隔热耐磨衬里；第二部分为反应区，分为三段下段为第一反应区，中段为第二反应区，上段为输送区，各段直径（钢内径）分别为1.5m，3.8m，1.5m，均内衬100mm隔热耐磨衬里。 为适应应用MIP工艺技术的需要，沉降器筒体高度增加3m，沉降器内增加两个待生催化剂溢流斗，新增自沉降器底部至提升管第二反应区底部的待生催化剂循环线路。 由于粗旋料腿下部结构变化，取消原预汽提设施。 汽提段更换为洛阳石化工程公司设备研究所开发的高效汽提挡板，更换后的汽提段直径3200mm。 更换6组原料油进料喷嘴，2组油浆进料喷嘴。 新增2组急冷汽油和2组急冷水喷嘴。 2.2再生器部分再生器整体利旧，更换一再主风分布管和二再主风分布管，二再稀相增设内取热盘管；第一再生器密相床增设两层格栅。 更换一再外取热器，更换后的外取热器直径为2.5m(钢内径)，最大取热能力34900kW（3000104kcal/h），原立式汽包更换为卧式。 一再三旋单管增加到72根单管。 2.3机组和特阀部分装置改造后，装置合计用风2998Nm3min（湿），原主风机组不能满足要求。 主风机组改造后，风机最大工况3250Nm3min（湿），出口压力0.41MPa(A)。 新增待生催化剂外循环塞阀一台DN700。 装置DN1000再生单动滑阀、DN1000半再生单动滑阀和DN900待生塞阀采用整台利旧局部改造方案。 扩大原单动滑阀和待生塞阀阀口面积。 2.4余热锅炉部分装置改造后，一再烟气量增加较多，CO焚烧炉改造。 原余热锅炉损坏较严重，整体更换。 为满足扩能改造后锅炉给水的需要，余锅B1501*两台给水泵（P1501AB*）更换。 原P1501AB、P1503AB、缓冲罐拆除。 2.5塔类部分分馏塔壳体利旧，塔径维持5000mm不变，塔盘更换为SUPER-V1浮阀塔盘，塔底人字挡板更换为4溢流。 轻柴汽提塔改造塔盘更换为填料。 吸收塔、解吸塔、再吸收塔、稳定塔改造塔盘更换为SUPER-V1浮阀塔盘。 2.6冷换部分新增2台分馏塔顶油气-热水换热器（E1201G-H），2组分馏塔顶油气干湿联合空冷；新增1组压缩富气干湿联合空冷；新增两台稳定塔顶冷凝器。 更换其它换热器22台。 2.7其他技改污水汽提塔塔底重沸器改为二中油供热，污水地下污油罐污油供反应终止剂用。 3装置扩能改造后的技术特点装置扩能改造技术变化最大的是反应部分，改造后的反应部分最大特点是应用MIP工艺技术。 石科院开发的MIP工艺技术采用新型串联提升管反应器，优化催化裂化的一次反应和二次反应。 串联提升管反应器分为高低温两个反应区第一反应区以一次裂化反应为主，采用较高的反应强度，即较高的反应温度和较大的剂油比，裂解较重的原料油并生成较多的烯烃，经较短的停留时间后进入扩径的第二反应区下部；第二反应区为低温反应区，通过扩径和注入冷却介质等措施，降低油气和催化剂的流速及该区的反应温度，增加氢转移和异构化反应，提高催化汽油中的异构烷烃和芳烃含量，从而降低烯烃。 图 1、图2为提升管反应器改造前后示意图。 图1原提升管反应器示意图图2新型提升管反应器示意图再生器改造部分的主要技术特点 （1）采用改进的主风分布管。 主风的分布好坏将直接影响再生器的流化质量，从而影响烧焦效果。 本装置由于生焦量大，主风的分布好坏将显得尤为重要，为改善流化质量，主风分布管采用改进的主风分布管，不仅分布效果好，而且抗磨； （2）一再密相床增加格栅。 在一再密相床适当位置添加两层格栅，一方面可以破碎床层中的大气泡，改善气体和催化剂的接触情况，另一方面有利于减少湍流床中催化剂的返混，进一步形成逆流再生。 通过以上改造，可以增加再生器密相床层的流化稳定性，减少跑损，降低再生系统藏量。 4改造后装置运行情况装置经过两个多月的运行，装置的操作参数控制在设计范围内，各项生产指标达到了改造的预期目标。 2月17号车间对装置进行了初步标定，装置使用的催化剂为兰州催化剂产重油转化和抗重金属能力强的LHO-1催化剂，同时具有降稀烃功能。 空白标定数据为xx年8月3-4日LHO-1催化剂在系统藏量达82.9%时进行的标定数据。 4.1标定数据及分析4.1.1原料性质重油催化装置处理的原料由直馏蜡油、减压渣油和焦化蜡油组成。 标定期间原料油性质如表1所示，与空白标定相比终期标定时原料油中蜡油比例下降，原料掺渣量、掺焦化蜡油比例显著提高；原料残炭含量增加，碱性氮含量上升，金属Fe、Ni含量提高。 终期标定原料性质比空白标定原料性质差。 表1原料油性质项目空白标定终期标定设计数值催化剂类型LBO-16+83LHO-1LHO-1原料构成蜡油/w%544039.76减压渣油/w%304141.41焦化蜡油/w%161918.83密度/kg?m-3897.1900.9903.6HK/30128810%/37530%/41350%/442448KK/总硫/PPm165418281400碱性/PPm133021642900残炭/3.23.583.24Fe/PPm7.7829.6Ni/PPm1.426.113.6Cu/PPm0.10.1V/PPm10.340.114.1.2催化剂基本性质两次标定的平衡催化剂性质如表2所示。 从两次标定平衡催化剂的性质对比可以看出，由于终期标定装置掺渣、掺焦蜡比例增加，平衡催化剂的重金属含量有所上升，催化剂的活性相当。 表2平衡催化剂性质项目空白标定终期标定沉降密度/kg?m-3891.4899.7重金属含量/PPm Fe25883611.3Ni16561998.2Cu28826.8V23402650微活6465粒度分布0-21.5m/V2.53.221.5-106.4m/V83.682.4106.4m/V13.914.44.1.3主要操作条件反再系统主要操作条件如表3所示，从表中可以看出，装置开车后各项操作参数符合设计要求。 改造后装置处理量216t/h，达到了年180万吨的设计要求。 在实际生产中，装置处理量最高达到230t/h，即193.2万吨/年。 处理量提高到216t/h，相应的一再主风量上升，但一再耗风量比设计量低，说明再生器的改造提高了再生器的流化质量，从而提高了烧焦效果。 外取热发汽量超过设计量。 余热锅炉过热蒸汽量未达到设计指标，主要由于污水汽提塔塔底重沸器改为二中油供热，分馏汽包发汽减少造成。 分馏塔压降有原0.05MPa下降到0.037MPa。 由于装置改造后，新烟机出现故障，由原烟机替代运行，这说明新烟机修复后装置提高处理量的潜力和掺渣潜力很大。 4.1.4产品分布两次标定的产品分布如表4所示。 从表4中可以看出，由于MIP工艺技术和其他新技术的应用，装置掺炼减压渣油、焦化蜡油比例显著上升，分别达到42%、19%，这是常规重催不可达到的。 与空白标定相比，终期标定汽油收率提高4.23个百分点、柴油收率降低5.38个百分点，从产品分布来看，汽油收率上升，柴油收率下降，符合MIP工艺技术特点。 由于终期标定装置原料性质比空白标定原料性质差，掺减压渣油、焦化蜡油比例上升，原料中碱性氮含量、金属Fe、Ni含量增加，终期标定的轻油收率、总液体收率与空白标定的数据不能简单的进行对比。 减压渣油具有残碳高、500馏出量低、胶质沥青质含量高、可裂化性差的特点；焦化蜡油为热裂化产物，具有较高碱性氮和含硫化合物以及多环芳烃胶质含量。 同等条件下掺炼减压渣油、焦化蜡油比例上升，轻油收率、总液体收率将明显下降。 与空白标定相比，终期标定掺炼减压渣油、焦化蜡油比例达到了42%、19%，轻油收率仅下降0.85个百分点，达到了71.6%，超出设计指标0.9个百分点，产品分布比较理想。 MIP工艺第一反应区与常规提升管反应器相似，但反应时间较短在1.5秒左右，较高的反应强度，利于裂解较重的原料油；第二反应区为低温反应区，反应时间较长在5-7秒左右。 因此终期标定总转化率比空白标定高，达到67.9%。 表3主要操作参数项目空白标定终期标定设计数值处理量/t?h-1191216215.6原料预热温度/190191200反应温度/495510/501（一反/二反）515/505（一反/二反）反应压力/MPa0.20.20.19一再压力/MPa0.250.250.25二再压力/MPa0.220.220.23雾化蒸汽量/kg?h-1100001230013500汽提蒸汽量/kg?h-1401045004500予提升蒸汽量/kg?h-1120002700予提升干气量/kg?h-1376839002700一再密相温度/702677661二再密相温度/709714700一再藏量/t9090.2111二再一密藏量/t15.414.39.2二再一密藏量/t16.715.610.7沉降器藏量/t3052一再主风量/Nm3?h-1115000132000143700二再主风量/Nm3?h-1340003450036540回炼油量/t?h-12020油浆回炼量/t?h-11013回炼比0.160.150.25顶循油量/t?h-1160xx81一中返塔量/t?h-1210420308冷回流量/t?h-120680油浆返塔量/t?h-1350446530分馏塔压力/MPa0.150.163分馏塔顶温/119112塔底温度/350349外取热发汽量/t?h-116.726252.3余热锅炉发汽量/t?h-1586453.1锅炉过热蒸汽量/t?h-1110138147.5过热蒸汽温度/385430450催化剂单耗/kg?t-10.941表4产品分布项目空白标定终期标定设计数值加工量/t?h-1191216215.6蜡油/w%544039.76减压渣油/w%304141.41焦化蜡油/w%161918.83产品分布/w%干气3.454.13.5液化气12.2912.113.5汽油39.9744.243.5柴油32.7827.427油浆4.24.23.5焦炭+损失7.317.59合计100100100轻油收率72.4571.670.5总转化率63.0267.966.5总液体收率85.2383.7844.1.5汽油产品主要性质表5给出标定汽油产品性质分析数据。 从表5中可以看出，与空白标定相比，终期标定的汽油烯烃含量降低了15.9个体积百分点。 说明通过MIP技术的应用，增加了催化反应中的氢转移和异构化反应，提高了催化汽油中的异构烷烃和芳烃含量，从而降低烯烃。 汽油辛烷值与空白标定相比RON低2.3个单位。 造成汽油辛烷值低的原因有三，一是MIP不同操作工况，不同的产品生产方案对汽油辛烷值影响较大。 以上数据是在二反催化剂藏量未达到设计要求取得，如果二反催化剂藏量达到设计要求，MIP工艺技术特征和效果有望更加明显。 二是原料性质造成，大庆减压渣油FCC汽油的异构化和芳构化反应难度较大。 三是汽油烯烃质量过剩，放宽汽油烯烃含量，汽油辛烷值可以得到改善。 表5汽油性质项目空白标定终期标定设计数值密度/kg?m-3715.9711.1720馏程/HK38343410%56495430%7350%91909770%12090%156166KK185186190总硫/ug?g-1194180诱导期/min159510001000RON90.588.290.5烃类组成/V%饱和烃40.254.1烯烃45.629.730芳烃14.216.24.1.6柴油产品主要性质表6给出了标定柴油产品性质分析数据。 从表6中可以看出，与空白标定相比，柴油质量下降，表现在柴油密度和十六烷值上。 终期标定的柴油十六烷值降到了27，说明柴油中芳烃含量有所增加。 造成柴油质量下降原因为MIP工艺反应深度比常规催化工艺深度大；标定前后原料性质差异较大。 表6柴油性质项目空白标定终期标定设计数值密度/kg?m-3870.0884.4900.0馏程/HK16017219010204210502642539035533695368364360十六烷值372830凝点/4-4-54.1.7对干气、液化气组成的影响干气和液化气主要性质见表 7、表8。 从表7中可以看出，在金属钝化剂注入量相同的情况下，终期标定的H2/CH4由空白标定的0.54上升到0.76，表明催化剂重金属污染加重，这主要由于掺减压渣油、焦化蜡油比例上升，金属Fe、Ni含量增加造成。 从表8中数据可见，液化气丙稀含量下降，异丁烷含量明显增加。 表7干气主要组成/v%项目空白标定终期标定设计数值甲烷27.2424.3026.30乙烷21.4514.014.50乙烯15.1911.4713.94丙烷0.190.200.12丙烯0.810.580.77异丁烷0.090.190.01正丁烷0.010正丁烯0.010异丁烯0.060反丁烯0.080顺丁烯0.060C50.030H214.6118.6426.02H2/CH40.540.760.98表8液化气主要组成/v%项目空白标定终期标定设计数值乙烷0.0000.46乙烯0.0000.02丙烷12.7014.27.5丙烯41.2034.134.32异丁烷17.2022.919.67正丁烷4.005.63.12异丁烯14.0011.916.98反丁烯6.807.08.04顺丁烯4.104.39.374.2装置改造存在的问题及解决措施4.2.1外取热器取热负荷不能调节本次改造原外取热器进行了更换，更换后的外取热器最大取热能力34890kW（3000104kcal/h）。 新的外取热器投用后,经过两个多月的运行操作，发现外取热器存在许多问题。 （1）每次外取热投用时，取热负荷过大，瞬间发汽量就达到(5264)吨。 造成一再密相温度下降较快，一再稀相超温。 （2）在正常操作条件下运行时，外取热器会突然自动停止流化。 每次外取热停止流化后，恢复流化过程时间过长。 （3）外取热器取热负荷不能控制。 调解外取热提升风和流化风量，外取热器取热负荷无明显变化。 我们认为外取热器存在的问题，主要是外取热器流化不正常所导致。 外取热器催化剂返回斜管的松动点松动风压力低，松动风压力与一再底部压力差压不到0.1MPa，催化剂返回斜管容易死床。 同时外取热气返线脱气可能过度,造成外取热流化困难。 车间对外取热做了如下调节: （1）将外取热脱气线关死。 （2）外取热器返回斜管松动点的松动介质由0.4MPa松动风改为1.0MPa蒸汽,由DN7的孔板限量。 采取措施后车间对外取热器进行流化试验。 流化试验分两部份进行，一是在流化风保持不变的情况下，调节提升风量，观察外取热负荷变化。 二是在提升风保持不变的情况下调节大流化风量，观察外取热负荷变化。 流化试验结果表明在保持外取热流化风量不变的情况下,调解提升风量,外取热取热负荷可在（3557）t/h控制；在保持外取热提升风量不变的情况下,调解大流化风量,外取热发汽量可控制在（4575）t/h。 从流化试验结果来看，外取热器存在的问题得到初步解决，外取热的取热负荷能够自由进行调解。 4.2.2汽油稀烃质量过剩装置开车后MIP汽油稀烃含量基本上在30%以下，公司出厂汽油稀烃质量过剩。 由于汽油稀烃含量低，也影响了汽油的辛烷值。 放宽汽油烯烃含量，汽油辛烷值可以得到提高，因此提高汽油的稀烃含量是装置目前生产的主要问题。 装置现使用的催化剂为兰州催化剂产具有降稀烃功能LHO-1催化剂。 由于MIP降稀烃工艺能够降低汽油稀烃在15个单位以上，车间认为无必要再使用降稀烃催化剂，准备在3月份使用无降稀烃功能LV-33催化剂，并对兰州催化剂厂产MIP工艺专用催化剂LIP-100进行工艺标定，通过生产考察选择一适合本装置的催化剂，提高汽油烯烃含量，以提高汽油辛烷值。 4.2.3顶回流量达不到设计要求顶回流量设计值380t/h，生产实际流量为（210230）t/h。 顶回流量提不上去，影响到分馏塔生产操作。 针对这一问题，车间对顶循泵、冷却器进了标定，标定发现E1204/A、B压降大，标定前后，泵出口压降相差0.2MPa，E1204/A、B甩掉后，回流量可达400t/h。 由此说明,顶回流量满足不了生产的要求，原因是E1204/A、B压降过大造成的。 因此车间将对E1204/A、B进行检修，鉴定内部构件是否存在问题。 如果无问题，将考虑更换E1204/A、B或顶循泵。 5改造后装置的经济效益重催装置扩能改造后，效益增长点主要有以下三点 （1）装置掺炼重油量增加。 改造后装置掺炼减压渣油、焦化蜡油比例分别达到42%、19%，年加工减压渣油可达到75万吨，较改造前增加35多万吨；年加工焦化蜡油可达到34万吨，较改造前增加12万吨。 掺炼重油的增加，企业每年实现新增利润1719万元以上。 （2）提高焦炭的能量利用率。 充分回收焦炭的能量，利用外循环取热器发生中压蒸汽回收反再系统过剩热量，装置发生并外输3.5MPa蒸汽60t/h以上，降低了装置能耗 （3）MIP工艺技术的应用，使得产品分布改善，装置获得了更多高质量的清洁汽油产品，潜在效益将更大。 6结论 （1）装置扩能改造后，在新烟机未到位的情况下，装置处理量达到了216t/h，即181.44万吨/年的加工能力。 最高处理量达到230t/h，即193.2万吨/年的加工能力。 （2）MIP工艺技术及其他新技术的应用，提高了装置的二次加工能力，掺炼减压渣油、焦化蜡油比例分别达到42%、19%，年多加工重油近50万吨。 （3）汽油稀烃降低了15个体积单位以上，MIP降稀烃技术降稀烃非常明显。 （4）装置改造产品分布达到了设计指标，液体收率为71.6%，比设计高0.9%。 （5）掺炼重油的增加，企业每年实现新增利润1719万元以上。 当今时代把“能耗”作为评价一个企业综合竞争力的重要指标，这印证了一个朴素而深刻的道理，能耗指标越来越成为一个国家和企业持续发展的重要动力。 宁波众茂杭州湾热电有限公司自xx年投产以来，公司领导对节能、清洁生产工作给予高度的重视，成立了以总经理为组长的节能管理、清洁生产领导小组。 在公司领导的大力支持下，全体员工积极投入参与，公司从抓好技术节能、管理节能入手，树立科学的发展观，从生产现状入手全面调查、分析、研究，确定节能重点及改造项目，设备经技术改造后，运行可靠性及安全性大大提高，节能效果显著。 xx年7月我公司被宁波市经济委员会和宁波市环保局列入宁波市实施节能、清洁生产审核试点单位，并通过清洁生产审核验收。 一、健全管理网络不断完善制度从组织上确保节能降耗工作为加强科学管理节能，推动节能工作深入持久地开展，成立了以总经理为组长的节能管理、清洁生产领导小组。 成立了由生产副总经理负责的，由部门主任、有关技术人员、班长或班组技术员参加的节能网络，设节能专责，贯彻执行上级有关节能的方针政策、法令法规、节能技术监督的各项规程、条例、规章制度。 进一步完善节能技术监督标准、节能技措项目奖励办法等制度，使节能技术监督工作有章可循，节能管理得到进一步规范。 同时，围绕公司总体目标，年初制订节能工作计划，按月落实分解。 每月进行节能网络活动及主要经济指标和经济小指标分析，在总结上月工作的同时，针对生产上、经济指标上存在的问题进行组织、协调、分解、落实，进一步提高了企业整体的节能意识。 二、群众性节能工作深入开展节能意识进一步增强节能工作面广，涉及全公司每一角落，每一个人。 公司一方面进行外部培训请清洁生产咨询师给生产骨干和各管理人员进行上课培训，全面学习节能生产、清洁生产等方面的知识，并进行热烈的讨论。 另一方面我们充分发动职工，依靠职工的智慧和力量，给员工发放节能生产、清洁生产导向目录等学习小册子，并组织以班组为单位学习，同时利用电脑平台交流学习的心得体会，还对节能、清洁生产进行大篇幅的报道；另外还布置了节能、清洁生产知识专题问答和合理化建议，在各班组醒目位置挂上节能、清洁生产宣传标语。 通过活动使公司形成了良好节能生产氛围，提高了全员节能、清洁生产的思想意识，使生产骨干和重要岗位人员对节能、清洁生产有了清醒的认识，为开展节能、清洁生产创造了有利的条件。 公司积极发动全体员工，开展节能、降耗、减污、增效为主题的合理化建议活动及“三小”活动，在开展合理化建议活动中，不但抓大的节能项目，对小改小革、点滴节约工作也不放过。 职工根据本身工作经验，总结概况了工作中许多节能、降耗、减污、增效办法；通过对公司生产工艺及各工段岗位的工艺流程分析，提出了更加深入的节能、清洁生产措施，有力地推动了节能工作的深入开展。 三、依靠科技突出重点抓关键求真务实降能耗能源的消耗会引起环境的污染，节能将是减缓和治理污染最有效的手段。 我们依靠科技求节约、依靠科技创效益、坚持以节能降耗求生存、促发展；从规范管理上、设备整治上着手，提高设备安全性、可靠性和运行经济性，大处着想，小处着手，一点一滴从我做起。 在节能、清洁生产过程控制上，采用先进节能技术和设备主要有 1、采用变频等调速技术，如引风机、二次机、输煤系统电机采用变频调速及液力偶合调速。 引风机等采用变频调速后，实现了软启动，避免大功率电动机启动时冲击力矩对电动机的损坏，同时在运行时可按锅炉工况平稳调节电机转速，控制风量，降低节流损失，节约电能消耗，提高锅炉热效率。 2、采用循环水软化处理及在线不停机循环水大系统清理，杀菌阻垢、疏通管路，提高凝汽器换热效益、提高冷却塔散热效益、提高机组真空，处理后真空提高4kpa,降低发电煤耗约10克/千瓦时。 3、对汽轮机通流部分改造，清洗和调整动静间隙，提高汽轮机热效率，提高机组出力，降低煤耗。 4、采用效率高、节能环保型循环流化床锅炉，并采用炉内、炉外烟气脱硫技术；同时加强运行调节，积极开展运行小指标竞赛活动，改善锅炉燃烧工况及汽轮机运行参数，使机、炉更加经济运行。 降低了煤耗，降低了厂用电。 提高了锅炉热效率，减少了煤渣和粉尘排放量。 5、用汽轮给水泵代替电动进水泵，提高自有蒸汽的利用效率，降低厂用电率。 6、采用保温性能好的稀土等新型保温材料对机炉和主要蒸汽管道进行保温； 7、锅炉、汽机等采用DCS自动控制技术，电气采用综合继电保护和自投、自动控制技术； 8、用背压式汽轮机代替抽凝式汽轮机，减少凝汽损失，降低发电煤耗。 9、减少汽水损失，如实施凝汽器压水查漏后合格水质回收、规范炉定期排污、控制连排开度、维持连排水位运行等措施，减少汽水的损失。 同时，加强设备管理，尽力消除热力系统内外部泄漏，力争无泄漏。 10、积极开展全面质量管理活动，对原设备进行改进，以达到节能目的；如自行设计安装汽封凝水(除盐水)回收装置；化水处理工艺的改进；高加自动疏水改造；油净化装置及滤油再生设备的投运等。 我们共实施节能、清洁生产无/低费方案及设备生产工艺方面的41项，高费方案11项。 方案实施后，能源、原辅材料及废弃物的排放均有较大幅度的下降，能达到二氧化硫排放削减26%，烟尘排放削减32%，发电标煤耗下降13%，厂用电率削减19总热效率提高245%，万元产值能耗下降27%，为公司取得了较好环境效益、经济效益。 5%，节能是国家发展经济的一项长远战略方针，是评价一个企业综合竞争力的重要指标，是永恒的课题，节能降耗任重而道远，我们将一如既往地做好节能降耗工作，制定持续节能、清洁生产计划，使节能、清洁生产有组织、有计划地在全公司中进行下去。 350万吨年重油催化裂化低能耗总结350万吨年重油催化裂化联合装置，包括反应再生、分馏、吸收稳定（包括气压机）、能量回收机组、余热锅炉、产品精制和余热回收部分共七个部分。 占地面积2.34公顷。 装置设计原料分为近期和远期，近期原料为42%的大庆减压蜡油和58%大庆减压渣油的混合油，残炭为5.05%；远期为92%RDS尾油、5.53%的减压蜡油和1.51%的减压渣油的混合油，残炭为5.85%。 催化剂选用兰州催化剂厂的LBO-16降烯烃催化剂。 采用烧焦罐式快速床-湍流床两段串联再生器。 在提升管设计上采用多排和分段进料，以满足不同生产方案对反应时间的要求。 并设置了反应终止剂、轻污油回炼等设施，为最大限度的增加装置操作灵活性创造条件。 设置预提升段，提升管出口采用粗旋（FSC）。 采用内、外取热技术。 三.装置能耗情况3.5Mt/a重油催化装置能耗一直较低，始终在50kgEO/t原料以下。 四.节能途径及措施 (一)节能途径对重油催化裂化装置而言，能耗组成主要集中在三个方面一方面是烧焦的能耗；第二是公用工程消耗；第三就是热回收部分。 生焦大小对装置能耗起着决定性作用，节能关键降低生焦量；提高焦炭利用率。 对于固定装置，在原料供应一定和生产方案一定的前提下，重油催化装置能耗的高低，主要取决于能量的回收环节。 (二)节能措施1.设计合理是节能的前提1）降低生焦在350万吨年重油催化裂化联合装置设计中针对该装置原料掺渣比、生焦率高的特点，通过采用高效原料油喷嘴和提升管出口快速终止反应技术降低焦炭产率,减少催化裂化干气产率，提高原料中氢的利用率。 在此基础上，采用了高效率的汽提段设计，着力于减少可汽提焦的产率。 通过采用分子筛催化剂及新型金属钝化剂，降低催化焦及污染焦产率。 2）最大限度的回收烟气压力能在再生方案有利于回收烟气压力能的基础上，选取恰当的再生压力，并通过主风、烟气系统流程及平面布置的设计优化，降低主风及烟气系统的压降及温降，从设计上保证最大限度的回收烟气压力能。 3）提高烟机回收功率提高反再压力，使得烟机的焓降增加，烟机回收的功率也相应提高。 4）充分利用高温位的热源发生蒸汽，并逐级利用利用外循环取热器发生中压蒸汽回收反再系统过剩热量，利用余热锅炉尽可能回收再生烟气的热能，利用油浆循环系统及分馏塔二中循环系统发生中压蒸汽，回收高温位热量发生中压蒸汽。 5）回收低温热利用热水循环，收集分馏塔顶油气、分馏塔顶循环油、轻柴油、稳定汽油的低温热，供其他装置或管道保温伴热及冬季采暖等。 6）降低循环水用量合理安排换热流程，尽可能多采用空冷器、海水冷却器，减少循环水用量。 7）利用规模效应该装置处理量为3.5Mt/a，规模较大，有利于能量的回收和优化，同时规模大，散热单耗较小，机泵和设备效率也较高。 2.“安稳长满优”运行是节能降耗的保障1）烟机-主风机机组的运行状况烟机是装置最重要的能量回收设施，烟机的高效、稳定运转是装置降低能耗水平的关键，因此保证烟机-主风机机组的长周期运行是催化装置节能工作的重点。 3.5Mt/a重油催化装置曾遇到了烟机结垢的问题，多次因为烟机振动高而进行主备风机切换，严重影响装置能耗。 车间充分利用装置停工检修的机会，在三旋出、入口安装了催化剂颗粒在线激光分析仪，实时监测烟机入口烟气中催化剂粉尘含量，对再生器 一、二级旋风系统及三旋进行了有针对性的整改，彻底解决了烟机结垢这一技术难题，有效地保证了烟机-主风机机组的长周期运行，为装置的节能工作发挥了重要作用。 2）余热锅炉的运行状况余热锅炉的运行状况对催化装置的能耗影响很大。 锅炉的产汽量主要受锅炉负荷和锅炉运行周期的影响。 由于余热锅炉振动以及省煤器泄漏等问题，有时会有部分烟气需要走旁路，极大影响了对烟气余热的回收，会显著增加装置能耗。 装置停检过程中，对锅炉省煤器进行了技术改造，使得锅炉省煤器振动问题得到了彻底解决，烟气能够全部进入余热锅炉，旁路阀全关，对降低装置能耗起到了较大作用。 若能保证余热锅炉长周期、满负荷运行，节能效果会很大。 3）油浆系统的运行状况油浆系统的运行情况不仅直接影响分馏系统热平衡问题、装置能耗问题，而且直接关系到装置的长周期运行。 油浆系统换热器及管线堵塞，不仅会造成发汽量大幅度下降，而且可能会造成紧急停工,严重影响装置运行。 3.精心操作、优化管理是节能降耗的根本1）优化助剂添加，降低生焦量，确保装置满负荷运行装置的运行负荷直接影响装置的能耗水平。 负荷率高，装置运行工况接近设计值，能耗就低。 负荷率低，实际操作点偏离设计点较大，装置各部分均在较低效率下运转，单位能耗就会增加。 随大连石化公司2000万吨/年原油加工能力的实现，原料多元化、重质化、劣质化更加严重。 由于原料变化，350万吨/年重油催化裂化装置逐渐出现重油较难裂化的现象，平衡剂重金属Ni、V含量分别达到12000ppm、6000ppm以上，催化剂受重金属污染严重，活性逐渐降低。 装置油浆产率、干气产率及焦炭产率大幅度上升。 由此导致装置负荷较小。 为了提高催化剂活性、增加裂化深度，提高装置负荷，先后选用了LB-5催化剂和Converter塔底油裂化助剂，并选用双金属钝化剂代替单金属钝化剂。 经过试验证明，通过各种助剂的添加，能够提高催化剂微反活性25个单位，降低油浆产率2%左右，能有效增加裂化深度，提高装置处理能力。 除此之外，催化剂和助剂会影响构成能耗的反应热，同时，通过对干气和氢气产率的影响，也会影响装置能耗。 催化剂对单程转化率的影响，则会通过回炼比的变化而影响能耗，催化剂的孔结构和孔径则通过影响汽提效果影响能耗。 因此，优化催化剂及助剂的添加，对降低装置能耗具有举足轻重的作用。 2）优化反应系统操作，降低生焦按原料变化及操作要求及时调整汽提段各蒸汽的分配，改善汽提效果。 优化原料雾化蒸汽流量，既要保证原料雾化效果，又要保证较低的蒸汽消耗。 3.5Mt/a重油催化装置原料雾化蒸汽控制在3%左右即可满足原料雾化要求，操作上严格控制4%。 另外，经过技术改造，将防焦蒸汽由原设计1.0MPa蒸汽改为3.5MPa，控制流量1.5t/h，有效降低了沉降器顶部结焦。 控制合适的反应温度。 反应温度控制太低，不能有效的裂化原料油中的重组份，就可能造成未汽化油粘附在催化剂上导致结焦产生。 反应温度过高，会导致热裂化和缩合反应加剧，因此控制合适的反应温度对减轻结焦非常重要。 3.5Mt/a重油催化装置反应温度一般为500512。 操作上尽量降低回炼比，控制回炼比不大于0.1，停油浆回炼。 回炼比减小就相当于减少总进料中重芳烃含量，从而减少缩合生焦反应的原料。 3）用好CO助燃剂用好CO助燃剂，保证完全再生，严格控制CO与再生烟气一同排入大气。 3.5Mt/a重油催化装置采取定时定量加入的办法，规定每班次至少加入8kg，根据操作情况可酌情多加。 4）提高外取热发汽量外取热器及时调节，尽可能多发汽是降低能耗的关键。 3.5Mt/h重油催化装置两台外取热器始终处于满负荷运行状态，总产中压蒸汽大于200t/h，对整个装置能耗的降低至关重要。 5）烟机入口蝶阀开度及双动滑阀开度调整正常操作中双动滑阀开度保持最小状态，减少烟机旁路排气量，尽可能回收烟气压力能。 3.5Mt/a重油催化装置规定只要能保证再生压力平稳，双动滑阀开度不准大于1%，通过调节烟机入口蝶阀和主风量保证烟机耗功尽量小。 冬季烟机可发电20003000kW/h，夏季用电小于2000kW/h。 6）开好余热锅炉保证余热锅炉长周期、满负荷运行，控制排烟温度。 排烟温度受设备硫腐蚀的制约，一般认为排烟温度以180为宜。 3.5Mt/a重油催化装置排烟温度一般控制在180200。 余热锅炉振动问题解决后，操作上保证余热锅炉的旁路阀处于全关的状态，烟气全部进入余热锅炉。 目前余热锅炉过热汽量大于200t/h，过热蒸汽温度由395400提高至420425（提高了25）,可使热电厂1#机多发电2520万kW/年,节能7560吨标油/年。 7）提高低温热利用利用除盐水、热水循环，收集分馏塔顶油气、分馏塔顶循环回流油、轻柴油、中段循环回流油、产品油浆、凝结水、稳定汽油的低温位热量，供气体分馏装置、热电厂、储运罐区等用户使用，同时供管道保温伴热及冬季采暖等。 3.5Mt/a重油催化装置目前外送105左右低温热水900余吨，降低装置能耗近8kgEO/t原料。 装置外具有有效的低温热用户是低温热利用的关键。 低温热利用的效果是影响装置能耗的重要因素。 8）用好蒸汽严格控制中压蒸汽降压使用，减温减压器应尽量少走，最好不走，对能耗有利。 对于装置内气压机的运行，应尽量减少其对中压蒸汽的消耗，如关小机组反飞动等。 1.0MPa蒸汽消耗是装置能耗的重要部分，减少蒸汽用量可以有效的降低装置能耗。 例如，在保证产品质量的前提下投用预提升干气，每小时能节约蒸汽45吨，对降低装置的能耗作用不小。 对于蒸汽的跑、冒、滴、漏加强管理，另外，减少防冻凝时蒸汽的浪费。 9）油浆系统操作条件优化保持油浆循环量最大化，一是可以增加油浆发汽量，降低装置能耗；二是可以提高换热器管内线速，防止换热器结垢堵塞。 根据原料性质及油浆性质，保持合理的油浆外甩量，严格控制油浆密度不大于1050kg/m3。 必须保证分馏塔底温度不大于350，控制塔底低液位，降低油浆停留时间。 10）对含盐凝结水进行回收3.5Mt/a重油催化装置对热工系统的各个汽包的排污水进行了回收，并作为含盐凝结水送至电厂，水量约30吨/小时。 这不仅降低了装置的能耗，而