燕山石化炼油二厂二催车间实习报告

姓名：王亚风 学号： 专业：化学工程与工艺 实习地点、车间： 燕化炼油二厂二催车间 指导教师：孙学文 魏强 周广林 实习时间：2011.8.82011.8.30 2011.8.25 生 产 实 习 报 告 -燕山石化炼油二厂二催车间实习报告 第 ii 页 /共 28 页 ii 目目 录录 化工化工 20082008 级生产实习报告评价指标级生产实习报告评价指标.1 1 一、燕山石化炼油厂概况一、燕山石化炼油厂概况.2 2 二、本装置介绍二、本装置介绍.3 3 1 1、概况说明、概况说明.3 3 1.1 装置的地位与作用.3 1.2 装置的主要构成与装置改造的背景.3 1.3 装置操作的技术数据.3 1.4 装置的主要原料、产品与用途.3 2 2、工艺路线、工艺路线.3 3 2.1 装置工艺路线的特点.3 2.2 基本原理.3 2.3 流程介绍.3 3 3、主要影响因素及因素变化调节方法、主要影响因素及因素变化调节方法 .3 3 4 4、生产方案的控制及各重点环节的控制和调节、生产方案的控制及各重点环节的控制和调节.3 3 5 5、工艺控制条件汇总表、工艺控制条件汇总表.3 3 三、工艺计算三、工艺计算.4 4 四、实习心得体会四、实习心得体会 .5 5 五、工艺流程图五、工艺流程图.6 6 第 3 页 /共 28 页 3 化工化工 20082008 级生产实习报告评价指标级生产实习报告评价指标 一级指标二级指标具体要求得分 篇幅（5 分）符合 4000 字以上的要求 格式要求 （10 分）层次（5 分） 层次分明，章节标题表述 与内容相符 真实性（10 分）与实际流程基本一致 合理性（5 分）版面布置合理、美观 工艺流程图 （30 分） 规范性（15 分）单元设备、管线表示规范 准确性（5 分）计算结果反映实际情况 计算过程（5 分）计算步骤清楚、数据准确工艺计算 （15 分） 数据采集（5 分） 可采集数据齐全，估计数 据合理 全厂介绍（1 分） 对实习炼厂的生产装置介 绍齐全 工艺流程介绍（20 分） 全面、准确地介绍工艺原 理和生产流程 内容陈述 （45 分） 计算说明（10 分） 对计算结果有合理的分析 与讨论 实习报告得分 带队教师评语： 教师签名 第 4 页 /共 28 页 4 一、燕山石化炼油厂概况一、燕山石化炼油厂概况 燕山石化公司成立于 1970 年，是中国石化集团北京燕山石油化工有 限公司和中国 石油化工股份有限公司北京 燕山分公司的简称，两个企业实行 “一套班子，两块牌子 ” 运行，业务独立核算，油化一体。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 。 燕山石化是 中国特大型的石油化工联合企业，拥有生产装置88 套，辅助装置 71 套，可 生产 120 品种 494 个牌号的石油化工产品。 原油加工能超过 1000 万吨/年，2007 年 6 月 22 日，1000 万吨/年炼油系统改造工 程实现一次开车成功，至此，燕山石化成为国内首家欧标准清洁成品油生产基地，用 十年时间走完西方发达国家二十年走过的油品质量升级之路。 乙烯生产能力超过 90 万吨/年（包含全资子公司东方石化），主要产品中，合成树 脂、合成橡胶、苯酚丙酮是国内最大的生产商之一。 燕山分公司始终坚持以技术进步为先导，以服务客户为宗旨。汽油、聚乙烯、聚丙 烯、顺丁橡胶等 12 大类产品多次荣获国家优质产品奖， 14 种产品被命名为 “北京市名 牌产品” 。燕山分公司大力推进技术进步，在国内石化业率先进行了两轮乙烯改造，走出 了一条系统优化、内涵发展的道路。公司拥有了一批达到国内先进水平的自有技术，有 368 项科技成果通过部市级以上鉴定， 269 项技术成果在国内外获得专利权，并开创了我 国成套石化技术出口的先河。 燕山石化每年可向社会提供汽油、柴油、 煤油、润滑油、石蜡等 120 个品种 494 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。 燕山石化自成立以来，开创了石化行业的一系列新纪录。多年来，燕山石化坚持以 “建设有燕山石化特色的企业文化 ”为抓手，一方面推进企业使命管理，形成使命驱动， 以企业精神鼓励员工；另一方面让文化与管理高度融合，打造员工价值共享与共增的平台。 铸造了“团结、求实、严细、创新 ”的燕化精神和 “艰苦创业、奋发图强、开拓创新、 团结协作、无私奉献 ”的燕化传统，并随着时代发展赋予企业文化 “开放、竞争、发展、 和谐”的新内涵，大大增强了企业的凝聚力和战斗力。 第 5 页 /共 28 页 5 二、本装置介绍二、本装置介绍 1、概况说明、概况说明 1.11.1 装置的地位与作用装置的地位与作用 催化裂化是在量化催化剂的作用下将中只有转化成汽油、柴油及液化气等轻质产品的 过程，实施有二次加工的主要工艺之一。由于催化裂化装置相对投资低、经济效益好， 是我国最主要的重质油轻质化的手段， 因此在炼油行业占有极其重要的地位。 我国通过催化裂化工艺生产的汽油约占全国商品汽油的70%，柴油的 30%，液化气 占炼油厂总量的 90%以上。北京燕化公司炼油事业部二催化为80 万吨/年得大庆减压渣 油催化裂化装置（现已多用俄罗斯、哈萨克斯坦等中东国家的进口原油为原料油） 1.21.2 装置的主要构成与装置改造的背景装置的主要构成与装置改造的背景 本装置主要由反再系统，分馏系统，吸收稳定系统和脱硫系统。 1.2.1 反应再生系统 反再系统是催化裂化装置的重要组成部分。 反应系统包括高效进料喷嘴的提升管反应器及其出口三臂旋流式快分、沉降器四个单 级旋分器、金属钝化剂注入系统。 再生系统包括再生器内 8 组 2 级旋风分离器、待生催化剂船型分布器、主风分布管、 辅助燃烧室；外取热器；旋翼多管式三旋；蒸汽过热器；余热锅炉；催化剂和一氧化碳助 燃剂加入系统等。 1.2.2 分馏系统 分馏系统主要由分馏塔、柴油汽提塔、原料缓和罐、回炼油罐、油浆过滤器、油浆蒸 发发生器和中压蒸汽汽包、各中段循环换热系统以及分馏塔顶油气余热利用系统等组成。 1.2.3 吸收-稳定系统 吸收-稳定系统主要由吸收塔、解吸塔、稳定塔和再吸收塔以及汽油碱洗沉降系统等 组成。 第 6 页 /共 28 页 6 1.2.4 脱硫系统 脱硫系统主要由干气脱硫罐、干气分液罐、液态烃脱硫塔及其沉降罐组成。 1.2.5 汽油脱硫醇系统 汽油脱硫醇系统主要由固定床反应器、汽油罐和精制汽油泵以及活化剂泵和活化剂罐 组成。 北京燕化公司事业部二催化原设计为年加工量为120 万吨蜡油催化裂化装置，于 1983 年 11 月底建成投产， 1985 年引进美国菲利普公司再生器内取热技术和金属钝化剂 设施，改造成年加工量为 80 万吨重油催化裂化装置，设计掺炼25%的大庆减压渣油。为 提高其原油加工深度及催化汽油的辛烷值， 1998 年由燕化集团公司、北京设计院和石油 化工科学研究院联合技术攻关，将二催化装置改造成年加工量为80 万吨全大庆减压渣 油催化裂化装置。根据二催化的实际情况，改造实际中采用了当时国内外十五项最先进的 催化裂化技术，其中富氧再生等五项技术为国内首创。此VRFCC 工艺改造成功后，将代 表我国渣油催化裂化的最高水平，标志着我国催化裂化技术已达到国际先进水平。 1.31.3 装置操作的技术数据装置操作的技术数据 处处理理能能力力80 万吨/年 催催化化剂剂粒粒径径 40-80m 掺掺渣渣比比 75-100% 装装置置能能耗耗90 万大卡/吨原料 轻轻质质油油收收率率 66.3% 催催化化剂剂循循环环量量 800-1000t/h 催催化化剂剂单单耗耗0.6kg/t 原料 反反应应温温度度 500-520 催催化化剂剂再再升升温温度度 720 产产品品馏馏出出口口合合格格率率 98.5% 原原料料进进口口温温度度 218-223 残残炭炭率率 0.15% 汽汽油油设设计计产产率率 44.2% 柴柴油油产产率率 0# 25% 液液化化气气产产率率 10% 干干气气产产率率 4% 进进料料残残炭炭率率 7-8% 进进料料重重金金属属含含量量 20ppm 第 7 页 /共 28 页 7 1.41.4 装置的主要原料、产品与用途装置的主要原料、产品与用途 1.4.1 主要原料 二催化装置加工的原料主要为三蒸馏装置的热渣油和重油罐区来的冷渣油和催化原料 罐区来的少量冷蜡油。 1.4.2 主要产品及用途 二催化装置的主要产品有：催化裂化汽油、柴油和液态烃。 催化汽油气 RON 约 91，设计产率为 44.2%。可直接作为 90#汽油出厂，也可与联合 装置的重汽油以及 MTBE 等高辛烷值组分调合生产 93#或 97#汽油。汽油是重要的动力能 源，主要用于汽车、带活塞式发动机的飞机、快艇和小型发电机等， 柴油也是二催化装置的主要产品，主要为0#柴油，产率约 25%，根据油品市场对柴 油的需求，也可生产 -10#柴油。柴油用途相当广泛，主要用于大马力的运输机械。 液化气也是二催化装置的重要产品，其产率约10%。它通常作为民用燃料，也可以 液化气为原料，生产各种化工原料。 干气是二催化装置的副产品之一，其产率约4%。干气主要作为二催化所在厂区自用 的燃料。 2 2、工艺路线、工艺路线 2.12.1 装置工艺路线的特点装置工艺路线的特点 本装置主要由反应 -再生系统，分馏系统，吸收 -稳定系统和四机组（烟机、气压机、 主风机和增压机）以及干气和液态烃脱硫、汽油脱硫醇系统组成。 2.1.1 反再系统 反应器和再生器为高低并列式，反应系统中提升管反应器采用了KH-4 等高效雾化 进料喷嘴和 MTC 控制技术以及干气预提升、快速终止技术，沉降器采用了带预汽提段的高 度封闭的 VQS 快速分离系统和高效旋分器；气提段采用了三段气提和高效汽提挡板。使用 了 YXM-92 金属钝化剂。本装置采用混合进料方式，原料预热采用与分馏塔一中回流和塔 底油浆换热 ，取消了原料预热炉 。 再生系统中使用一氧化碳助燃剂，采用完全在生技术。再生器采用可调下流式外取 热 器，用于产生 4.2MPa 饱和蒸汽，以维持反再系统热平衡。 待生催化剂进料采用船 型 第 8 页 /共 28 页 8 分布器，加强了逆流烧焦效果；采用树枝状主风分布管和 8 组两级 YDZ 高效旋分器 。在 再生烟道上设置了蒸汽过热器 如外取热器以及蒸发器产生的中压饱和蒸汽，用省煤器预 热外取热器和以及蒸发器的上水，用三级高效烟气轮机带动同步发电机发电，以充分回 收高温烟气的能量。 2.1.2 分馏系统 本装置分馏系统的余热得到了充分合理地利用。分熘塔顶油气用于预热二热力除氧 器上 丨水或冬季用于采暖；分馏塔顶回流和轻柴油冬季可用于采暖或用轻柴油加热再吸 收塔底富吸 丨收油；一中段主要用作解吸塔底热虹吸式重沸器的热源和预热新鲜原料;二 中段主要作为稳定 塔底釜式重沸器的热源。塔底油浆用于预热新鲜原料和产生3.9MPa 饱和蒸汽。此外 ,还使用了油浆阻垢剂。 2.1.3 吸收-稳定系统 吸收解吸采用双塔流程.提高了碳三、碳四的回收率， 通过富气注水，改善了污水 处理系统的操作状况。 汽油碱洗使用浓度约 15%的氢氧化钠溶液。 2.1.4 脱硫部分 以制硫装置提供的双乙醇胺作为干气和液态烃脱硫溶剂。干气和液态烃脱硫分别在填 料塔和筛板塔内进行 ,并分别设置了分液罐和沉降罐 。 2.1.5 汽油脱硫醇部分 以聚钛氰钴或磺化钛氰钴为催化剂，采用了以活性碳为载体的固定床反应 器，并加 入活化剂,以提高硫醇脱除率。 2.22.2 基本原理基本原理 2.2.1 催化裂化反应原理 催化裂化反应是在裂化催化剂上进行的 ,原料进入反应器与高温催化剂接触，瞬时汽 化再经过如下过程才能变成产品。 第一步：气态原料分子从主气流中扩散到催化剂表面,并沿催化剂孔道向催化剂内部 扩散； 第二步：靠近催化剂表面的原料分子，被催化剂活性中心吸附，原料分子变的活泼， 某些化合键开始松动 ； 第三步：被吸附的原料分子在催化剂表面进行化学反应； 第 9 页 /共 28 页 9 第四步：产品分子从催化剂表面上脱附下来 ； 第五步：产品分子沿催化剂孔道向外进行扩散，并扩散到主气流中去。 从催化裂化反应过程来看，原料分子首先是被催化剂活性中心吸附才能进行化学反应,因 此原料中各类烃分子的反应结果不仅取决于反应速度,而且很重要的是取决于吸附能力 ,对 碳原子数相同的烃类分子，被吸附的难易程度大致如下： 稠环芳烃稠环环烷烃烯烃单烷基侧链的单环芳烃 环烷烃烷烃 在同一族烃中，大分子吸附能力比小分子强。 如果按化学反应速度的高低顺序排列 ,大 致情况如下： 烯烃大分子单烷基侧链的单环芳烃 异构烷烃及环烧烃 小分子单烷基侧链的单 环芳烃正构烷烃稠环芳烃。 催化裂化过程中的化学反应并不是单一的裂化反应 ,而是多种化学反应同时进行。在 催化裂化条件下，各种 化学反应的快慢、多少和难易程度都不同，由于催化裂化原料组 成的不同使化学反应显得更加复杂化 。主要化学反应有：裂化反应、异构化反应、氢转 移反应、芳构化反应、甲基转移反应、叠合反应和烷基化反应。 催化裂化反应非常复杂，反应类型很多 ,为了解其反应机理，需要进一步讨论烃类的 反应过程。目前，正碳离子学说被认为是接是催化裂化反应机理比较好的一种。 所谓正碳离子，是指表面缺少一对价电子的碳原子形成的烃离子。正碳离子的命名是 依照铵离子而得的，但它不能像铵离子能在溶液中解离出来自由存在，它只能吸附在催化 剂表面上进行反应，它们的根本不同时正碳离子的碳表面只有三对电子。 一般认为在热裂解过程中不易形成正碳离子，因为热裂解是一般的气象热反应，其结 果是烃分子均匀断裂成自由基，只有不均匀断裂才能生成正碳离子，但是不均匀断裂要比 均匀断裂需要的能量大得多，故不易发生。在酸性催化剂存在的情况下，生成正碳离子所 需要的能量就小的多了。 正碳离子是在烃分子与催化剂作用下形成的。一是催化剂活性中心给出质子，使烯烃 质子化生成正碳离子。质子加在烯烃上有一个规律，即加在含氢原子较多的碳原子上，这 样含氢较少的碳原子缺少一对电子，形成正碳离子。 从上述情况看，要生成正碳离子必须具备两个条件，一是要有烯烃，烯烃来源于原料 中，或是热裂解生成的；二是要有给出质子的酸性催化剂。 质子是指失去电子状态的氢原子。必须清楚的是，催化剂给出的质子并没有脱离催化 剂自由行动，而是烯烃停留在催化剂表面上，在一定条件下形成正碳离子。 第 10 页 /共 28 页 10 阳碳离子反应过程比较复杂，其反应特点如下： （1）正碳离子生成可以通过烯烃与质子结合，小的阳碳离子与烯烃再结合，生成较大 的正碳离子。 （2）正碳离子能自动异构化 ,伯碳自动转化为仲碳，仲碳转化为叔碳 ,趋向更稳定。 正碳离子稳定性顺序为 :叔碳仲碳伯碳。离子异构化表现为一对价电子的转移 ,或者 连同所联系的氢和甲基一起移动 。 （3）正碳离子与烃分子相遇 ,夺取烃分子的氢 ,生成新的正碳离子,即正碳离子的形 成与正碳离子的取代，形成链反应 。 （4）正碳离子可以失去质子生成烯烃，此质子交还给催化剂酸性中心或其它烯烃，生 成新的正碳离子，自己成为烯烃产物 。 （5）大的阳碳离子分解，生成一个烯烃和一个小阳碳离子,即进行裂化反应 。 （6）阳碳离子自身反应 ,构成环化作用 。 2.2.2 再生器工作原理 催化剂再生时产生大量的热，一般来说足以提供反应所需的热量；有些情况下，还可 产生大量的剩余热量。课件催化剂的再生实际上担负着两项任务：恢复催化剂的活性和提 供反应所需要的热量。催化剂的再生是通过反应放热使催化剂带有一定热量进入再生器， 随后与再生器中的富氧气体接触放出大量的热，使催化剂温度升高，将附着在催化剂表面 的焦炭烧掉，恢复催化剂的活性，再通过再生斜管注入到提升管反应器的下部参与反应。 2.2.3 分馏原理 催化裂化分馏基于蒸馏原理，蒸馏是把完全互溶而沸点不同的液体混合物分离开 的一种物理过程，或者说蒸馏是 利用液态或气态混合物中各组分挥发性或沸点的不同， 来分离这些组 分的一种方法。蒸馏是在蒸馏塔内进行的，从塔底分离出沸点较低的馏分,而 从塔底分离出沸 点较高的馏分。从塔的中间抽出，沸点介于两者之间的馏分称为侧线馏 分。蒸馏所得的冷凝液叫馏出物，将馏出物按不同沸点范围分别收集叫作分馏，所收集 的馏出物叫馏分。蒸馏过程是把液体混合物加热使之部分汽化,并将产生的含轻组分 (即低沸点组分 )较多的蒸汽引出 使它与含重组分较多的液体分开 ,再把蒸汽冷凝为液 体，从而使原来的混合物分成较轻和较重的两部分。可见蒸馏过程包含有加热、汽化、 分离和冷凝等几个环节 ,而主要环节是汽化和 冷凝。 第 11 页 /共 28 页 11 催化裂化反应油气的分离是在分馏塔内 进行的,反应气进入分馏塔的 脱过热段（人 字挡板下）与人字挡板向下流的循环油浆逆流接触，脱除过热，洗涤油气中夹带的催化 剂粉末，并使反应油气进行部分冷却，首先冷 却的是沸点较高的油浆，上升的油气混 合物在塔内令其温度 逐渐降低,又会出现部分冷却 液为回炼油，未冷却的气相中 ,主要 是沸点较低的重柴油、轻柴油和汽油。再降低温度使其逐渐部分冷却时,依次冷却的 是重柴油，轻柴油，最后不能冷却的是汽油蒸汽及液态烃干气组分。此时在分馏塔底得 到的是高沸点馏分 (油浆 。塔侧自下而上可取的回炼油、重柴油、轻柴油馏分，自塔顶 可取得汽油馏分、液态烃和干起组分。 气相混合物在精馏段逐渐降温冷凝，气裇降温冷凝为液体要 放出冷凝热,这部分热 量要通过塔顶和中段回流取走，使回流中所含的轻组分加热汽化为气相，并使全塔热负 荷分布均匀。 2.2.4 吸收-解吸基本原理 吸收是一种分离气体混合物的过程。用适当的液体容剂处理气体混合物，使其中的 一个或者几个组分溶于溶剂，而从达到分离气体混合物的目的。被吸收的气体组分称为 溶质或吸收质，不被吸收的组分称为惰性气体，所用的液体称为溶剂或者吸收液。吸收 了溶质的吸收剂称为溶液或饱和吸收液。 气体吸收的根本依据是气体在液体中的溶解度。气体与液体相接触,则气体溶解在 液体中，达到一定的溶解度。吸收所能达到的程度，主要取决于吸收进行条件下的气液 平衡关系。 气体吸收是物质自气相到液相的转移 ,这是一种传质该过程中，气相中的溶质（气 体分子)首先要穿越气、液两相界面进入液相 ,进入液相中的气体分子也会有一部分返 回气相。液体中溶解的溶质气体愈多 ，气体分子从液相溢出的速率也就越大。当气体 分子从气相进入液相的速率等于气体分子从液相返回气相的速率时,气液两相呈动态平 衡，溶液的浓度就不再 变化,也就是溶液已经饱和 ，即达到了它在一定条件下的溶解 度。此时，在溶液上方溶质气体 组分产生一定的平衡分压。 混合气体中每一组分可以被溶液吸收的程度 ，即取决于气相中该组分的分压 ,也取 决于溶液里该组分的平衡分压。气体吸收的推动力就是二者之差。传质的方向取决于气 相中组分的 分压与其溶液的平衡分压的大小。只要气相中组分的分压大于其溶液的平衡 第 12 页 /共 28 页 12 分压，吸收过程 便会进行下去，直到气液两相达到动态平衡；反之，如果溶液中某一组 分的平衡分压大于混合 气体中该组分的分压 ,那么,传质方向便会反转，这个 组分会从 液相转移到气相，即称之为解 吸过程。 通常，按照吸收过程是否伴有化学反应把吸收分为化学和物理吸收,在炼油工业上， 用油 现收气态烃的过程，没有化学反应发生，可看作 单纯的气体溶于液体的物理过程。 当气体溶于液体时，要放出溶解热，但被吸收组分在气体中浓度很低，且吸收剂用量大， 温度升高不显著，一般认为是等温吸收。对于同一种烃，温度越低，压力越高，对吸收越 有利；对于解吸过程则恰好相反，分子量小的烃易解吸，温度高、压力低对解吸有利。 通过吸收与解吸操作 ,使吸收塔顶得到基本不含碳三组分的气体 再吸收塔底为 干气 ；在解吸塔底得到基本不含碳二的脱乙烷汽油。 从过程特点来看 ,吸收过程中，解析是方向相反的单向扩散，被称为单向传质过程， 而在精馏过程中,不仅有气相中的重组分部分冷却转入液相中 ,而且有液相中轻组分部分 汽化进入气相中,这种过程称为双向传质过程。 2.2.5 脱硫部分基本原理 碱液吸收干气和液态烃中的硫 化氢的过程 伴有明显的化学反应，称为化学 吸收。当 气体溶于液体时，要放出溶解热 ；伴有化学反应时要放出反应热 ,使操作温度升高 ,这 类吸收称为非等温吸收，但被吸收组分在气体中浓度很低,且吸收剂用量大 ,温度升高不 显著一般则认为是等温吸收。 汽油脱硫醇是指在催化剂(如:磺化钛氰钴 )和强碱性环境 (如有机碱）以及有氧气的 存在的情况下，将汽油中硫醇氧化生成二硫化物气体，碱液还原后循环利用。 油品中的硫醇首先与 NaOH 接触，反应生成硫醇钠，而后者又解离成硫醇阴离子。 同时分子氧与催化剂形成不稳定的活性络合物 X 。活性络合物 X与硫醇阴离子 RS-完成单电子转移反应生成硫醇自由基 RS，两个硫醇自由基很快结合为稳定的二硫 化物（RSSR） 。 2.32.3 流程介绍流程介绍 2.3.1 反应再生部分 分别来自三套蒸馏装置和重油罐区的热渣油和冷渣油以及少量的常减压馏分油和丙烷 重脱油等经管道混合后，再与来自催化原料罐区的少量冷蜡油经冷料泵加压后进入原料 缓冲罐，用原料油泵抽出，分别经 一个换热器（ E204/1,2 E205/1,2）与分馏塔一中回 第 13 页 /共 28 页 13 流和塔底油浆换热，温度加热至 218-223。为抑制原料油中镍等重金属对裂 化催化剂 组成的污染，在 进料总管上 注入锑型金属钝，然后通过三组流控阀和 6 个原料油高效雾 化喷嘴进入提升管，与从再 生器来的约 700的再生催化剂接触并瞬时汽化，裂化成轻 质产品（液化气、汽油、柴油 ）,同时生成油浆、干气及焦炭。为获得好的产品分布，在 提升管新鲜进料 ；喷嘴上方设置四个回炼油进料喷嘴，其上还设有2 个油浆喷嘴，在提 升管上部增设了注水和急 冷油喷嘴（汽油和轻柴油 。专门设计的原料注入系统保证了 最大转化率,最大限度地减少焦 炭的生成。原料汽化热及反应热由高温再生催化剂来提供,即 沉降器集气室温度由再生滑阀 开度来控制，剂油比控制在 8-10。裂化油气、水蒸汽和催 化剂经提升管出口设置的 VQS 快速分离器， 使大部分催 化剂与油气分离，带少量催化剂 的油气封闭罩进入沉降器内四组 单级旋风分离 器，分离出其携带的催化剂，会同惰化剂 细粒进入分馏塔 底部。分离下来的催化剂通过料腿催化剂与从沉降器预汽提段下来的催 化剂一起进入 汽提段，经过三级汽提和八层高效汽提挡板，将其颗粒间和微孔内的油气 汽提出来，沉降器催 化剂进料位由待生催化剂滑阀控制。 待生催化剂通过待生斜管和待 生滑阀进入再生器船型 分布器,先与贫氧主风逆流接触烧掉大部分 氢和少量的碳,再进入 再生器密相床与富氧主风接触 ，烧掉催化剂上的焦碳以恢复催化剂的活性，再通过再生 斜管和再生滑阀进入提升管。 在再生器内安装了八组两级 YDZ 旋分器以回收再生烟气携带的催化剂，使其通过旋 分器料腿返回密相床层。 同时，为了维持两器热平衡，再生系统增设式可调外取热器, 用二热力提供的除氧水吸收再生烧焦过剩热，产生4.2MPa 约 275的中压饱和蒸汽。 2.3.3 催化剂流程 新鲜或平衡催化剂通过催化剂料斗， 新鲜催化剂罐和低磁催化剂罐 用蒸汽抽真空， 靠抽吸式将其装入罐 中。然后两罐用工业风充压到 ，开工时平衡催化剂靠压送式加入 到再生器中 。日常补充新鲜催化剂采用小型加料方式。为 保持适宜的催化剂活性 ,需 将再生器中部分平衡 催化剂间断地卸至废催化剂罐。为了提高 催化剂的再生烧焦效果， 增设了一氧化碳助燃剂加入系统，利用 一氧化碳助燃剂加入到再生器中。 2.3.4 分馏部分 分馏塔内设置了 32 层塔盘，塔底装有 8 层人字挡板。来自 沉降器的高温 油气从分 馏塔人字挡板底部进入，与入字挡板上约275循环油浆逆淹接触，油气自下而上被分 离成气体、粗 汽油、轻柴油、回炼油及油浆。 换热后的油气进入 联合空冷器 ，控制其 第 14 页 /共 28 页 14 冷后温度 35 - 50，最后进入 气液分离罐 进行气液分离。分离的富气去气体压缩机， 含硫污水通过界控阀送到制硫装置，粗汽油用 泵加压，一部分打到分馏塔顶作冷回 流， 其余进入吸收塔顶作吸收剂。 顶循环回流从 分馏塔第 28 层抽出，一路去提升管反应器作急冷油，一路经流 控阀、 顶回流空冷器，最后通过温控三通阀返回塔第 32 层。 0#轻柴油由分馏塔第 20 层自流进入轻柴油汽提塔 ,用 1MPa 过热水蒸汽汽提后 由 泵抽出，一部分作封油，也可去提升管反应器作急冷油，考虑到一中回流泵抽空 会影 响分馏塔及后部系统的平稳操作 ,必要时可将柴油打到一中泵入口，其余的柴油经 换 热器与吸收塔底富吸收油换热， 将其加热到约 120进入分馏塔第 24 层，柴油换热后 再通过再柴油 空冷器，温度降到约 60，一部分经再吸收油泵加压作为 再吸收塔的 再 吸收油，其余经柴油计量表后送到柴油罐区或作柴油加氢的原料。 根据生产需要， - 10#柴油由分馏塔第 21 层通过液控阀自流进入柴油汽提塔 ，用 1MPa 的过热水蒸汽汽提后，由泵抽出，经空冷器温度降到约60，一路分经封油冷却 器进入 V206 作封油，一部分作 再吸收塔的 再吸收油，其余作产品出装置。 分馏塔一 中回流自分馏塔第 16 层抽出，一路可去提升管反应器回炼 ,经流控阀去 换热，作为解 吸塔底再沸器的热源，然后经换热器与新鲜原料换热，最后经一种空冷器返塔第19 层。 分馏塔二中回流从分馏塔第 4 层抽出，经流控阀去 换热器作为稳定塔底 再沸器的热 源，然后返塔 第 7 层。： 回炼油自分馏塔第 3 层抽出，经 泵加压,一部分返回分馏塔第 2 层，其余去提升管反 应器回炼。 分馏塔底油浆由 泵抽出，一路直接去提升管反应器回炼以回收催化剂，其余经过滤 器，通过换热器与新鲜原料换热 ,将其加热到约 250，再经换热器与除氧水换热后温度 降到约 275，用于产生饱和蒸汽。油浆换热后分三路，一路打到分馏塔人字挡板上用于 控制人字挡板上温度，一路进分馏塔底用于控制塔底温度，一路外甩用于控制塔底液位。 2.3.5 吸收稳定部分 从分馏气液分离罐来被气体压缩机压缩至约 1.2MPa,进入富气空冷器，与吸收塔底 饱和吸收油和 解吸塔顶解吸气混合，进入增湿空冷器，温度约 30-40，进入凝缩油罐， 分离后的富气 从吸收塔顶部入作为此塔气相进料，此塔设 有 35 层双溢流塔盘，从 分馏塔 的气液分离罐 来的粗汽油和稳定汽油进入吸收塔，与上升富气进行逆向接触。为取走吸 第 15 页 /共 28 页 15 收过程放出的热量， 吸收塔中部设有两 个中段回流，分别 在第 15 层及第 26 层抽出经空 冷器冷却。 来自吸收塔顶的贫气进入再吸收塔底部，与再吸收油逆流接触，以吸收贫气携带 的汽油组分，塔顶干气一部分用于提升管反应器提升介质，其余经压控阀富吸收油与 轻柴油换热后去分馏塔第 24 层。 自凝缩油罐来的凝缩油 加压后，经 换热器与稳定汽油换热，用凝缩油温 控三通阀 制其温度约 60 -65，进入解吸塔顶，塔底用分馏塔一中段作热源 , 塔底脱乙烷汽油 经泵加压通过与稳定汽油换热到约 135进入稳塔中部。此塔有 30 层双溢流浮阀塔盘 和三个进料口，可根据脱乙烷汽油的性质和环境温度及生产方案的不同选择第11 层、 第 15 层和第 19 层进料口。稳定塔顶操作压力约为 1MPa，以分馏塔二中回流作热源， 控制换热器气相返塔温度约 160。塔顶液态烃经压控阀 和液态烃空冷器 温度降到约 30，进入凝缩油罐 ，由泵抽出一部分返回塔顶用于控制塔顶温度，其余去脱硫。稳定 塔底稳定汽油经过换热器与脱乙烷汽油和凝缩油换热，在经过联合空冷器温度降到 40-50，一部分打入吸收塔顶作补充吸收剂，其余的经过碱洗出去其中的酸性物质和低 级硫醇，在经过沉降罐沉降除去汽油携带的碱液，然后去汽油脱硫醇装置。 2.3.6 脱硫、脱硫醇部分 干气和液态烃脱硫 来自置的 N-甲基二乙醇胺溶剂 经 V402 液控阀进入 V402，由泵抽出，分别送到 干气脱硫罐和液态烃脱硫罐顶 ，在脱硫塔内分别与 再吸收塔来的干气和液态烃 逆 流接触塔底富液自压送回制硫装置进行溶剂再 生后，再循环利用。 再吸收塔干气 先进入 V401，经沉降除去其携带的汽油组分， 然后进入干 气脱硫塔下部，在塔内 与贫液接触，其酸性物 H2S、CO2等被溶剂吸 收，塔顶净化干气经 V405 将携带的溶 剂分离，净化干气经压控阀和计量表去瓦斯总管。含硫 液态烃由泵送到液态烃脱 硫罐下部，自下而上与从贫液逆流接触，其中的H2S 被溶剂溶解。 净化液态烃从 塔顶馏出经 沉降罐沉降分离出其携带的溶剂，经 404 碱洗，再通过压控阀和计 量 表.送到液态烃罐区。 汽油脱硫醇 由 V211 来的稳定汽油经混合器与氧化风和活化剂混合后进入固定床反应器底部， 在聚钛氰钴等催化剂和碱性环境下，其中大部分硫醇被转化成二硫化物气体，汽 油从进入 V501，含二硫化物气体和油气、惰性气的尾气经水封罐放空，精制汽油经 油泵加压，通过计量表送到汽油罐区。 第 16 页 /共 28 页 16 3 3、主要影响因素及因素变化调节方法、主要影响因素及因素变化调节方法 （1）原料油的性质 原料油的性质是我们所 有操作条件中最重要的条件。选择催化剂 ,制定生产方案， 选择操作条件都应首先了解原料油的性质。生产中我们要求原料要 相对的稳定。同时 加工几种原料时，要在原料罐 或者通道中调和均匀后 再送入装置。另 外要特别注意灌 区脱水，换罐时不要因脱水不净，将水送入反应器，否则会急剧降低反应温度，反应压 力会因水的汽化而迅速上升，严重时会造成重大事故。 （2）催化剂的种类 目前,二催化主要使用 DVR-1 裂化催化剂。选用催化剂时，不仅要选择催化剂的活 性、比表面，更要注意它的选择性、抗污染能力和稳定性。 在生产过程中若因原料性质和产品方案的较大幅度变化而需要更换催化剂时，则需要 采取逐步置换的方法。 一边卸出催化剂，一 边补入新鲜剂，注意置换的速度不能过快， 不然会因新鲜剂补入太多.平衡剂活性太高儿 作操作失去平衡。 （3）反应时间 反应时间短,转化率低,回炼比增加 ;反应时间长 ,转化率提高，但时间过长则会使 转化率过高， 汽柴油收率下降，液化气中烯烃饱和，丙烯、丁烯的产率下降。工业装置 一般取 2-4 秒。目前有些加工渣油的装置采取了更低的反应时间，以降低生焦率。. 反应时间在生产中不是可以任意调节的，它由提升管的容积（直径和长度）决定， 但生产中反应时间是变化的。进料量的多少，其它条件引起的转化率的变化,都会引 起反应时间的变 化。 对于一个特定的装置，如 果我们需要大幅度改变 反应时间的话，可以采用向提升管 内注入稀释介质的办法(如蒸汽和干气)。但是这种办法的前提 是装置负荷较低的情 况 下方可使用。 （4）反应温度 第 17 页 /共 28 页 17 反应温度高， 裂化快，转化率高。一般采用 480 - 520之间的温度进行操作。提 高反应温度 ,则干气增加、汽油减少 ,在转化率不变时 ,焦炭产率下降 （因为抑止了缩合 反应） 。随温度的升高，丙烯和丁烯产率增加很快。 提高温度能提高汽油的辛烷值。 因为汽油中烯烃和芳烃都随温度升高而增加了。 在提升管装置中，反应温度主要是用再生单动滑阀通过开度调节催化剂的循环量来达 到控制温度的目的。 （5）剂油比： 催化剂循环量与反应器总进料量之比，叫做 剂油比。 剂油比不是一个独立变量而是一个因变参数， 一切引起反应温度变化的因素，都会 影响它，且剂油比反作用于反应温度。 因为反应温度主要靠催化剂的循环量来控制，所以 剂油比可以间接地控制反应温度。 剂油比增大反应温度升高，而当再生温度和反应温度升 高时，剂油比减小。剂油比增大，转化率提高， 焦炭产率升高，对于提升管反应器，剂 油比一般在 3-7，但该装置控制在 8-10。改变剤油比最灵敏的方法是调节原料 预热温度 和急冷油用量。当操作条件改变，剂油比增加时，转化率和焦炭产率就会增加。 （6）催化剂活性. 催化剂平衡活性越高，转化率越高，产品中烯烃含量减少，而烷烃含量增加。 分子 筛催化剂的平衡活性，各种不同类型的催化剂有较大的差别。生成中应根据原料性质， 产品方案，装置类型来选择合适活性的催化剂。平衡催化剂的活性除和操作条件有关外， 主要由催化剂的置换速度调节 ,正常的新鲜催化剂补充是通过小型加料进行的。 重金属的污染会使催化剂的活性下降 ,选择性明显变差 ,气体和焦炭产率升高，气体 中氢气含量明显增加，而 汽油收率明显降低。在这种情况下，需要较大幅度的置换催化 剂。在卸平衡剂的同时用较大的加料量向系统内补入新鲜催化剂，同时,保证金属钝化 剂的注入量。 （7）反应器压力 提高反应压力就 是提高了反应器内的油气分压。油气分压的提高意味着反应物浓度的 增加，因而反应速度加快 ,从而提高了转化率。 提高反应压力，生焦率的提高比较明显，干气的产率也会增加，汽油产率稍有降低, 但不太明显。 对于一定的提升管反应器来说 ，提高压力也等于降低了反应器内的反应物料体积 流率。在进料量不变的情况下，等于延长了反应时间。 （8）提蒸汽量 第 18 页 /共 28 页 18 把催化剂颗粒加带的油蒸汽汽提出来 , 所需的蒸汽量取决于催化剂循环速率 。汽 提蒸汽的量通常为 1-2Kg/吨循环催化剂，或者通 过操作中慢慢的降低 汽提蒸汽的量， 观察温度的变化 ,当汽提蒸汽的量降到一定的值时 ,再生器温度急剧上升，未汽提出来 的烃类开始燃烧，此时的汽提蒸汽量为最小值，正常操作时采用该值的1.1 倍左右。 使用过多的汽提蒸汽是有害的 ,它会使主分馏塔塔顶系统负荷负荷加大，也会导致催化 剂水热失活。 （9）雾化蒸汽 雾化蒸汽在反应进料中具有相当重要的作用，雾化蒸汽量适当，原料雾化效果好， 还可以降低油气分压 ,避免催化剂迅速结焦。一旦原料中断，雾化蒸汽还可防止喷嘴堵 塞。 （10）预提升蒸汽 降低提升管内油气的分 压 降低催化剂的碳差 (焦炭重量/催化剂重量 )； 降低再生器温度； 减少轻气体的生成。 （11）回炼比 回炼油与新鲜原料之间的比叫做回炼比，回炼比增加会引起： 催化剂循环速率增加 焦炭产率增加； 再生器温度增加； 产气量增加。 （12）金属钝化剂 金属钝化剂种类很多，一般所用的金属钝化剂是指 锑、铋的化合物，通常其浓 度为 17-40% 通过加注金属钝化剂，使原料油中的重金属与钝化剂中锑或铋的化合物 形成低熔点合金 ,以避免原料油中的重金 属沉积在催化剂表面导致催化剂的活性和选 择性下降。钝化剂的注入 量一般应根据原料油中重金属的含量而加以调节 。 4 4、生产方案的控制及各重点环节的控制和调节、生产方案的控制及各重点环节的控制和调节 汽油方案： （1）控制反应温度在 510 第 19 页 /共 28 页 19 （2）二次反应使轻组分产量增多 （3）提高催化剂的活性，提高转化率 柴油方案： （1）降低反应温度 （2）控制反应深度，减少二次反应 （3）降低催化剂的活性。 5 5、工艺控制条件汇总表、工艺控制条件汇总表 工艺控制条件一览表工艺控制条件一览表 第 20 页 /共 28 页 20 序号序号项目名称项目名称单位单位设计指标设计指标控制指标控制指标 1 沉降器顶压力 MPa(G)0.15 2 C101 集气室温度 500-510 3 提升管进料温度 250 4 新鲜进料量 t/h100 5 掺炼减压渣油 t/h10075-100 6 剂油比重 8-10 7 回炼比重 0.2-0.3 8 再生器压力 MPa(G)0.17 9 再生器密相温度 700 10 主风流量 Nm3/h 11 再生藏量 t 80 12 分馏塔顶压力 MPa(G) 0.15 13 分馏塔顶温度 95-105 14 分馏塔底温度 350340-350 15 柴油抽出温度 195-205 16 人字挡板上温度 395-400 17 吸收塔顶温度 25-35 18 解吸塔进料温度 60-65 19 E302 气相返塔温度 120-130 20 再吸收塔顶压力 MPa(G)1.3 21 稳定塔顶压力 MPa(G)1.35 22 稳定塔顶温度 55-65 23 E304 气相返塔温度 160-165 24 主风机出口压力 MPa(G)0.240.19-0.2 25 塔顶温度 30-40 26 塔底温度 40-55 27 贫液进塔量 t/h 20-40 28 塔顶压力 MPa(G) 0.55-0.8 干气脱 硫塔 29 塔内液位 % 30-70 31 塔顶温度 35-45 32 塔底温度 40-55 33 贫液进塔量 t/h 10-15 34 塔顶压力 MPa(G) 液化气 脱硫塔 35 塔内界位 % 0.8-1.1 36 塔内液位 % 30-70 37 塔内压力 MPa(G) 0.15-0.2 汽油脱 硫醇塔 38 空气流量 m3/