催化裂化操作规程

寿光市鲁清防水建材XX

重油催化裂化装置操作规程第一章装置生产任务和概况我公司重油催化裂化装置是重质油加工的主要装置，以混合蜡油掺炼部分常压渣油为原料，使用分子筛催化剂，生产高辛烷值汽油、轻柴油和液化气等。工程设计采用国内开发的先进可靠的工艺技术，成熟可靠的新设备、新材料等，装置技术先进，经济合理。采用集散控制系统（DCS），提高自动控制水平。设备及仪表立足国内，尽量采用“清洁工艺”减少环境污染，严格遵循环保、安全卫生等有关规定，确保装置安全生产。充分吸收国内生产装置长期实践积累的有利于长周期运转，降低能耗以及简化操作等方面经验，确保装置投产后高水平，安、稳、长、满、优生产。1装置概况装置为新建催化裂化装置。设计公称能力为50X104T/a，实际可达60X104T/a，LPG收率为12〜22%（w）。装置物料平衡按年开工时数8000小时计算。设计采用的原料油为胜利蜡油、海洋油、辽河油、XX油等，并掺炼20%常渣。生产方案采用多产液化石油气（尤其是丙烯）和高辛烷值汽油或汽油降烯烃的MIP工艺，也可根据实际情况调整操作。采用RAG系列、COR系列催化剂为主，同时采用金属钝化剂、CO助燃剂、油浆阻垢剂、高效脱硫剂、中和缓蚀剂等。本装置包括反应一再生部分、分馏部分、吸收稳定部分、离心式主风机部分、余热锅炉及产汽部分、气压机部分、产品精制部分、酸性水汽提部分。本装置为重油催化裂化装置，根据重油的催化裂化特点，装置的原料性质及产品方案等因素，选择合适的重油催化裂化的催化剂和相应的工艺技术。以常压渣油为原料，在较高的反应温度、较深的反应深度、较低的油气分压、较高的剂油比，并在添加了择型分子筛的专用催化剂的作用下进行催化裂解反应，生产较多的丙烯及高辛烷值汽油。目的产品产率高：该工艺技术的高价值产品：汽油、液化石油气、三碳烯烃、四碳烯烃产率高。产品质量好：该工艺在多产液化石油气和汽油的情况下，液化气富含烯烃且汽油质量好。汽油辛烷值RONC高达90以上，诱导期长，安定性好。轻柴油产率较低，其十六烷值与FCC柴油十六烷值基本相当。灵活的工艺条件和操作方式：反应温度510〜540°C，剂油比8〜10，可以单程、重油回炼操作。通过调整工艺操作条件可灵活地实现产品方案转化。两器采用的是同轴式结构两器型式采用沉降器在上、再生器在下的同轴式结构。此布置型式允许的两器差压大，很好的兼顾了反应和再生对操作压力的不同要求。另外，同轴布置具有结构简单、操作控制灵活方便、压力平衡适应X围大、抗事故干扰，尤其是抗催化剂倒流能力强、占地面积小等优点。反应部分工艺技术方案和特点1.8.2.1设置预提升段，提升介质为自产干气或蒸汽。目的在于催化剂整流，使催化剂和油气保持均匀接触形成活塞流。采用MIP(即FCCProcessForMaximizingIso-Paraffins，简称MIP)X艺提升管。在提升管上段设置第二反应区，采用催化剂自回流降烯烃技术，降烯烃可达15个百分点以上，且收率不降低。MIPZ艺技术主要有以下特点:采用新型串联提升管反应器，反应器分为两个反应区。第一反应区中，仍采用高温、短接触时间和高剂油比,满足裂化反应，裂解较重的原料油并生成较多的烯烃，保证一定的转化率，第一反应区以一次裂化反应为主，反应油气和催化剂经较短的停留时间(1〜1.3s)后进入扩径的第二反应区，在第二反应区内,通过向第一反应区出口打入急冷汽油、急冷水等冷却介质，控制较低的反应温度和较长的停留时间，降低油气和催化剂的流速及该区的反应温度，以抑制二次裂化反应，促进氢转移反应和异构化反应，使汽油中的烯烃含量降低，异构烷烃和芳烃含量增加，从而达到新的汽油质量标准。.3采用CS型高效雾化喷嘴。改善雾化效果，提高轻质油收率，减少干气及焦炭产率。.4提升管中上部设有注反应终止剂措施。以抑制氢转移等二次反应及减少热裂化反应，增加操作的灵活性和适应性。.5提升管出口快分技术。提升管出口采用粗旋加单旋并采用近似直联技术，使催化剂与反应油气迅速分离，力求减少油气在高温区的停留时间和与催化剂的接触时间，从而减少干气产生。.6采用两段汽提。在沉降器汽提段上锥段设置了溢流斗，与粗旋料腿相对应。粗旋料腿内待生催化剂流至溢流斗底部，底部有过热蒸汽通入，兼有汽提和流化的功能。溢流斗内空间不大，藏量增加有限。改善汽提效果是降低焦炭产生率的一个重要手段，对降低再生器的烧焦负荷和减轻催化剂水热失活有很大好处。采用两段汽提，以改善汽提蒸汽与待生催化剂的接触，同时设计采用较长的催化剂停留时间和较高的汽提温度，均有助于提高汽提效果。采用上述措施使得催化剂在从进入提升管反应器至离开沉降器汽提段的整个过程中均处于优化状态。通过预提升段尽可能地使催化剂流动均匀。采用高效雾化喷嘴使催化剂与良好雾化并均匀分布的原料油雾滴接触，达到瞬间汽化、反应的目的。使用快分和油气快速导出技术减少过裂化反应，使反应油气在高温区的停留时间尽可能缩短。加之完善的汽提设施，从而达到提高轻质油收率，降低干气、焦炭产率之目的。再生部分工艺技术和特点.1本装置采用的是单段再生，催化剂定碳V0.1%。.2采用CO助燃剂的完全再生技术。节省能耗情况下尽可能降低再生催化剂含炭量，提高烧焦效果，有效防止二次燃烧和尾燃。.3采用较高的再生温度，再生温度的提高可大大提高焦炭的燃烧速度，本装置在避免水热失活的前提下，尽量提高再生温度，设计再生密相温度为690°C。.4采用逆流再生。通过待生套筒使待生催化剂进入密相床上部，催化剂向下流动与主风形成气固逆流烧焦，使高含氧的气体和低含碳的催化剂相遇，而低含氧的气体与高含碳的催化剂接触，整个烧焦过程化学动力学速度比较均匀，有利于提高总的烧焦强度，降低总藏量;在待生套筒出口配制待生催化剂分配器，使待生催化剂均匀分布于再生密相床上部，为形成单段逆流高效再生提供基本保证。.5采用高床层再生及较高的密相线速。本装置采用一/s的密相床层线速，以提高烧焦的氧传递速度从而达到提高烧焦强度的目的。.6采用改进的主风分布管。以改善流化质量并降低主风分布管磨损。主风分布的好坏直接影响再生器的流化质量，从而影响到烧焦效果。单段再生的再生器直径较大，因此，主风分布的好坏尤为重要。为改善流化质量，采用改进的主风分布管。主风分布管设计时还考虑了长周期操作的要求。.7采用气控外循环式外取热器。装置设计生焦率在9%，再生器热量过剩，因此设置了一台气控外循环式外取热器，它结构简单、操作方便、调节灵活、运行可靠。外取热器取热管采用肋片管，传热系数高、设备结构紧凑、抗事故能力强。外取热水系统采用自然循环方式，节省动力，运行可靠。外取热器发生3.8MPa的中压饱和蒸汽。另外，再生器内还设置了内取热器(三组蒸发取热管)，与外取热器一同发生3.8MPa的中压饱和蒸汽。.8采用高效PV型旋风分离器。此旋分器特点为分离效率高，结构简单，操作弹性大。.9单、双动滑阀、塞阀均采用电液执行机构和冷壁式阀体结构。合理可靠的主风系统。.1本装置再生器采用单段完全再生方式，设置一台离心式主风机为再生器供风，一台离心式主风机作备机。机组方案及特点.1主风机：离心式主风机+电动机+烟机三机组配置，为再生器和增压机提供主风。增压机采用增压机十电机二机组配置，一开一备，该机为外取热器流化环、外取热器返回管和待生套筒供风。.2气压机采用气压机+中压背压式透平机二机组组成。工艺流程特点.1有针对性的采用新型冷换设备。分馏塔顶油气冷却系统采用表面蒸发式空气冷却器，气压机二级出口冷却器、稳定塔顶冷却器、稳定汽油冷却器也采用表面蒸发式空气冷却器，不但节省了水冷器、降低了循环水系统的负荷，而且减小了系统压降，降低气压机的功率消耗，有利于分馏和吸收稳定系统操作。.2产汽系统和余热锅炉产汽系统是为回收装置再生器内余热及工艺物流中高温位余热而设置的。循环油浆及再生器内催化剂温位较高，组成一个中压产汽系统，可发生中压饱和蒸汽(255C，4.22MPa)。余热锅炉系统回收再生烟气的物理显热，产生中压饱和蒸汽，并过热产汽系统及余热锅炉系统所产生的所有饱和蒸汽至450C、3.82MPa。设置一台余热锅炉回收再生烟气余热，其中烟气高温段过热中压饱和蒸汽，中温段产生中压饱和蒸汽，低温段预热装置及余热锅炉本体产汽用的除氧水。.3机泵选用高效率的AY泵。汽油采用固定床式无碱脱臭工艺。采用预碱洗脱硫化氢及催化氧化法固定床无碱脱硫醇工艺，汽油、空气和活化剂在静态混合器中充分混合后进入固定床反应器，进行脱硫醇反应，生成的二硫化物溶解在汽油中，活化剂有利于将高分子硫醇氧化为二硫化物，从而确保汽油产品合格。1.8.6.5液化石油气、干气脱硫采用二乙醇胺（DEA）溶剂脱硫工艺。1.8.6.6液化石油气采用催化剂碱液循环脱硫醇工艺。.7柴油采用RS剂精制工艺。1.8.6.8装置产生的酸性水采用蒸汽汽提工艺，脱去其中的HS气体后达标排放。21.9主要产品及其组成液态烃：主要有C、C组分组成。汽油：主要有C妃C的4各种烃类组分组成。柴油：主要有厂〜C：的各种烃类组分组成。1.10产品的用途11 20液态烃：主要用作化工原料和民用燃料。汽油：主要用途是作为以点燃式发动机为动力的各种机车燃料。柴油：主要用作压燃式发动机的燃料。还有副产品干气、焦炭作为装置本身热源及炉用燃料。主要自动控制方案简介反应温度（TIC2232）1） 原料预热温度控制原料预热温度控制即提升管进料（主要是混合原料油）的温度控制是通过改变原料油与油浆的换热量来实现的。2） 提升管反应温度（TICSA2101）反应温度是影响催化裂解装置产率及产品分布的关键参数之一，它受许多工艺参数和制约条件的影响。催化裂解反应是吸热反应，所需热量直接由再生器烧焦的燃烧热（主要的）和进料携带的热量（次要的）提供，在其它因素相对不变的条件下，反应温度在一定X围内可以通过再生催化剂的循环量来控制。提升管反应器出口温度是通过调节再生滑阀的开度控制再生催化剂的循环量实现的，为提高装置的安全可靠性和操作灵活性，在控制回路中设置再生滑阀差压保护回路。提升管反应器出口温度调节器（反作用）与再生滑阀压降调节器（正作用）组成超弛控制系统，以实现再生滑阀的低压差软限保护，防止催化剂倒流。正常工况时，再生滑阀压降总是大于给定值（一般约为10KPa），再生滑阀由提升管反应器出口温度调节器直接控制，再生滑阀压降调节处于自动跟踪状态；在异常工况时，即当再生滑阀压降调节器的输出值去控制再生滑阀（此时提升管反应器出口温度调节器那么处于自动跟踪状态），以维持再生滑阀有一定压降，防止催化剂倒流，待再生滑阀压降正常后，提升管反应器出口温度调节器出口温度调节器又投入控制。再生器、沉降器差压（PdRCA2104）与再生器压力控制（PRCA2101）为保证催化剂循环量和主风机的安全运行，采用再生器一沉降器差压调节器（反作用）和再生器压力调节器（反作用）组成自动选择调节系统。当再生器与沉降器差压在正常X围内时，再生器压力调节器分程控制烟机入口高温蝶阀和双动滑阀，以维持再生器压力的恒定；当反应压力异常降低使再生器与沉降器的差压正向超过安全给定值（70Kpa）时，自选调节系统的两器差压调节就无扰动地自动取代再生器压力调节器进行控制，自动调低再生器压力以维持两器允许的X围内，此时，烟机入口蝶阀改为调节器控制。当再生器与沉降器差压恢复到给定值X围时，系统又无扰动地自动返回再生器压力控制烟机入口高温蝶阀和烟气双动滑阀。当反应压力异常升高再生器与沉降器的差压反向超过安全给定值（-10Kpa）时，自动选择调节系统是无能为力的，当再生器与沉降器差压继续降低可通过ESD实行装置停车。再生器压力调节器同时与烟机转速调节器组成超弛（低选）控制回路，实现烟机组转速软限保护。反应压力控制1） 两器烘器阶段通过遥控设在沉降器顶的放空阀（HIC2102）控制沉降器压力，其目的是控制两器的升温速度。2） 建立汽封至两器流化试验阶段用分馏塔顶压力控制分馏塔顶出口油气管道上的蝶阀（PRC2201A）保证反应压力平衡。3） 反应进油后至启动富气压缩机前采用分馏塔顶压力控制压缩机入口放火炬小阀（细调）（PRC2201D），配以遥控压缩机入口放火炬大阀（粗调），保证反应压力平稳。4） 富气压缩机正常运行后正常工况下，采用分馏顶压力控制富气压缩机组的转速（PRC2201C）保证反应压力的平稳，此时控制气压机出口循环线上的反喘振调节阀（PRC2201B）以免富气压机组喘振。5） 汽轮机调速器故障若汽轮机调速器故障，那么置调速器于固定位置，使机组处于恒速运行状态，采用分馏塔顶压力和富气压缩机组反喘振调节系统组成低选，控制气压机出口循环线的反喘振调节阀，同时投用控制放火炬小阀以保证反应压力的平稳。6） 富气压缩机入口压力自动保护控制在上述两种工况下，富气压缩机入口独立设置一压力自动保护控制回路，其输出信号直接控制放火炬大阀，该调节器的给定值较正常操作压力高10KPa，当压缩机突然故障致使入口压力急剧增高时，该调节器自动打开放火炬大阀，保证富气压缩机入口压力和反应压力不致过高。分馏塔底液位控制（LIC2201）分馏塔底液位可通过调节分馏塔底返塔油浆的温度来进行控制。分馏塔底液位升高，表明分馏塔底温度较低，油浆内残留过多未被汽化的轻组份；分馏塔底液过低，表明分馏塔底温度太高，油浆内的重组份也被汽化。因此，维持分馏塔底液位或温度在一定X围内是极为重要的。影响分馏塔底温度的主要因素有三个，艮即塔底反应油气入口温度、塔底汽提蒸汽和返塔油浆温度（主要干扰因素）。分馏塔底液位控制可以采用三种方法。一是：用塔底液位调节器的输出直接控制油浆蒸汽发生器两台偏心旋转阀的开度；二是：用塔底油浆的温度调节器输出直接控制油浆蒸汽发生器两台偏心旋转阀的开度；三是：用上返塔油浆的温度调节器输出直接控制油浆蒸汽发生器两台偏心旋转阀的开度，保证返塔油浆温度的相对稳定，间接控制分馏塔底液位。以上三种方法可通过软开关实现切换。分馏塔底液位测量采用双法兰变送器和内浮球液位变送器两种手段，两台变送器的输出可切换用作塔底液位调节器的输入。稳定塔底温度（TIC2331）以及稳定塔顶回流罐液位（LIC2321）控制为保证液化气和稳定汽油质量以及调整产品结构，控制好塔顶温度或液化中C、C。C的含量是非常重要的，当温度升高或液化气中重组分含量增加时首先关小出装置液化气的量，进而因稳定塔顶回流罐液位升高，再通过液位控制开大回流量，来降低塔顶温度或降低液化气中重组分含量，反之亦然。2工艺流程简述2.1反应一再生部分原料油由装置外原料油储罐进入本装置原料油罐（V2201），经原料油泵（P2201/A、B）升压与轻柴油（E2211/A、B）、循环油浆（E2207）换热，换热后温度至200°C左右，与回炼油混合后分四路经原料油雾化喷嘴进入提升管反应器（R2101A），回炼油浆经原料油喷嘴上方单独的一组喷嘴进入提升管反应器，在此与高温再生催化剂接触并迅速升温、汽化，催化剂沿提升管向上流动的同时，原料不断进行反应，生成汽油、轻柴油、液化气、干气、中段油、回炼油、油浆等气相产物，同时生成的焦炭覆盖在催化剂表面，使其裂化活性、选择性逐步降低，成为待生催化剂，反应油气与待生催化剂经提升管反应器出口粗旋迅速分离。进入沉降器（R2101）之后，夹带有少量催化剂的油气经单级旋风分离器分离催化剂后，离开沉降器进入分馏塔（T2201）。为抑制氢转移等二次反应和减少热裂化反应，降低干气、焦炭产率，提高轻质油品收率，在提升管中上部（第一反应区出口）设置有常压直馏汽油、自产粗汽油或除氧水作为反应终止剂的注入点，以增加操作灵活性和弹性。积炭的待生催化剂自粗旋料腿及沉降器单级旋风分离器料腿进入汽提段，在此与过热蒸汽逆流接触，以置换催化剂所携带的油气，汽提后的催化剂经待生立管、待生塞阀、待生立管套筒进入再生器（R2102）的密相床，在690C的再生温度、富氧、CO助燃剂存在的条件下进行逆流完全再生，催化剂活性得到恢复后，经再生立、斜管及再生滑阀进入提升管反应器底部，在予提升蒸汽（干气）的提升下，完成催化剂加速、分散过程，然后与雾化原料接触循环使用。再生过程的过剩热量由内取热器取走恒定热量后，仍然过剩的热量由外取热器（R2103）取走。再生器的部分催化剂由外取热入口管进入外取热器壳程，在流化风的作用下，呈密相向下流动在流经翅片管束间降温冷却，冷却后的催化剂经外取热器返回管由提升风提升返回再生器密相床层中部，外取热器流化风、提升风由增压机（B2103/A、B）提供。再生器烧焦所需的主风由主风机提供，主风自大气进入主风机（B2101），升压后经主风管道、辅助燃烧室（F2101）及主风分布管进入再生器。再生烟气经四组二级旋风分离器分离催化剂后，经三旋（CY2104）分两支，一支进烟机回收系统，进入烟气轮机（BE2101）膨胀作功以驱动主风机（B2101）；另一支经双动滑阀调节压力后与烟机出口烟气合并，进入余热锅炉回收烟气的热能，使烟气温度降至180C左右，最后经烟囱排入大气。当烟机停运时，主风由备用主风机（B2102）提供，此时再生烟气经三级旋风分离器分离催化剂后由双动滑阀及降压孔板（PRO2101）降压后进入余热锅炉。开工用的催化剂由冷催化剂罐（V2101）或热催化剂罐（V2102）用非净化压缩空气输送至再生器，正常补充催化剂可由催化剂小型加料线输送至再生器。CO助燃剂由助燃剂加料斗（V2110）、助燃剂罐（V2111）用非净化压缩空气经小型加料管线输送至再生器。生产所用的催化剂运进装置，通过催化剂加料斗（V2104）送至冷催化剂罐（V2101），正常由小型加料线向再生器补充新鲜催化剂。停工时由大型卸料线卸出催化剂至热催化罐。三级旋风分离器回收的催化剂，由三旋回收催化剂储罐（V2112）用非净化压缩空气间断送至废催化剂罐（V2103）。CO助燃剂由CO助燃剂加料斗（V2110）、助燃剂罐（V2109）用非净化压缩空气经小型加料线输送进入再生器密相床。为防止原料中所含重金属对催化剂造成污染，设置金属钝化剂加注系统。桶装金属钝化剂先经化学药剂吸入泵(P2102/A、B))打进化学药剂罐(V2105)，然后由化学药剂注入泵(P2101/D、E)连续注入至提升管的进料管线上。2.2分馏部分由沉降器来的反应油气进入分馏塔(T2201)底部，通过9层环盘型挡板与循环油浆逆流接触，洗涤反应油气中的催化剂并脱除过热，使油气呈饱和状态进入分馏塔下部进行分馏。分馏塔顶油气经塔顶油气-软化水(循环水)换热器(E2201/A、B)、塔顶油气表面蒸发空冷器(E2202/A〜D)冷却至40°C以下，进入分馏塔顶油气分离器(V2203)进行气液相分离，分离出的粗汽油经粗气油泵(P2202/A、B)升压后分两路，一路作为反应中止剂打入提升管，另一路经粗汽油冷却器(E2210)作为吸收剂进入吸收塔(T2301)；富气进入气压机(C2301)；酸性水自脱水包经富气水洗泵(P2208/A、B)一路打入气压机出口管线，另一路打入E2201/A、B之前的分馏塔顶油气线。轻柴油自分馏塔第十三、十一层塔板自流至轻柴油汽提塔(T2202)，汽提后的柴油由轻柴泵(P2204/A、B)抽出，经轻柴油-原料油换热器(E2211/A、B)、轻柴油-富吸收油换热器(E2212)及轻柴油冷却器(E2213)，使轻柴油降至40C左右后，分为二路，一路作为产品出装置；另一路经柴油冷却器(E2214)送至再吸收塔(T2303)作再吸收剂。分馏塔多余的热量分别由顶循环回流、中段循环回流、油浆循环回流取走。顶循回流自T2201第四层塔盘抽出，用顶循泵(P2203/A、B)加压，经顶循环油-除盐水(循环水)换热器(E2203)、顶循水冷器(E2204)，温度降至90C后返回T2201第一层。中段回流油自T2201第十七层抽出，用中段循环回流泵(P2205/A、B)升压，经循环油浆一分馏中段换热器(E2206)、稳定塔底重沸器(E2310)、解析塔底重沸器(E2309)、中段油冷却器(E2205)冷却后，温度降至190C左右返回T2201第十二、十四层。油浆自T2201底抽出经油浆泵(P2207/A、B)抽出后分二路，一路作为回炼油浆直接去提升管反应器；另一路经循环油浆-中段油换热器(E2206)、循环油浆-原料油换热器(E2207)、油浆蒸汽发生器(E2208/A、B)，温度降至280C左右，再分为三路，一路为油浆上返塔，一路为油浆下返塔，另一路为T2201底搅拌油浆。油桨冷却水箱(E2209)备用，将外甩油浆降至90C送至装置外。为防止油浆系统设备及管道结垢，设置油浆阻垢剂加注系统。桶装阻垢剂先经化学药剂吸入泵(P2102/A、B)打进化学药剂罐(V2105)，然后由化学药剂注入泵(P2101/B、C)连续注入循环油浆泵(P2209A、8)入口管线。此外，回炼油自T2201第二十九层自流入回炼油罐(V2202)，再经回炼油泵(P2206/A、B)加压后分为二路，一路去提升管反应器回炼，另一路返T2201。2.3吸收稳定部分从T2201顶油气分离器(V2203)来的富气进入气压机(C2301)进行压缩。从V2203来的富气进入气压机(C2301)一段进行压缩，然后由气压机中间冷却器(E2314)冷至40C，进入气压机中间分离器进行气、液分离。分离出的富气再进入气压机二段。二段出口压力(绝)为1.6MPa。气压机二段出口富气及富气洗涤水与解吸塔(T2302)顶气、吸收塔(T2301)底富吸收油混合后，进入压缩富气空冷器(E2301)，冷却至40C以下进入气压机出口油气分离器(V2302)进行气、液分离。分离出的酸性水，自压送至酸性水汽提部分；分离后的气体进入吸收塔(T2301)，用粗汽油(进入第四层、十五层塔板)和稳定汽油(进入第一层塔板)作吸收剂进行吸收，吸收过程放出的热量由吸收塔一、二中段回流取走。T2301一中段回流由吸收塔第六层集油箱抽出经T2301一中段回流泵(P2303/A、B)加压，经吸收塔一中段油冷却器(E2302)降温后返回T2301第七层；T2301二中段回流由吸收塔第二十三层集油箱抽出经T2301二中段回流泵(P2304)加压，经吸收塔二中段油冷却器(E2303)降温后返回T2301第二十四层。贫气至再吸收塔（T2303）可以用轻柴作吸收剂进一步吸收，干气自T2303顶馏出送至干气分液罐（S2301）至提升管反应器及产品精制部分。凝缩油由解吸塔（T2302）进料泵（P2301/A、B）从V2302抽出后进入T302第一层进料。解吸塔中段回流自十四层抽出自流进入解吸塔中段重沸器（E2305）加热到112°C后返回第十五层。解吸塔底重沸器（E2309）由分馏中段循环油提供热源，以解吸出凝缩油中C2组分。脱乙烷汽油由塔底流出由稳定塔进料泵（P2305/A、B）加压，经稳定塔进料换热器（E2304）与稳定汽油换热后送至稳定塔第十八、二十二、二十六层进行分馏，稳定塔底重沸器（E2310）由分馏中段循环油供热，液化气经T2304顶空冷器（E2308/A、B）冷至40C后进入稳定塔顶回流罐（V2303）。液化气经稳定塔顶回流泵（P2306/A、B）抽出后，一部分进入T2304顶作回流，其余作为产品送至产品精制。稳定汽油从T2304底流出，经T2304进料换热器（E2304）、解吸塔中段重沸器（E2305），分别与脱乙烷汽油、解吸中段油换热后再经稳汽表面蒸发空冷器（E2306）后分两路，一路去精制部分；一路经稳定汽油冷却器（E2307）冷却至40C，由稳定汽油泵（P2307/A、B）升压送至T2301作补充吸收剂。产汽系统、余热锅炉及余热回收部分自系统来的除盐水先进入除氧器及水箱（V2503），用系统来的1.0MPa蒸汽除氧后，经中压给水泵（P2501/A、B）升压，进入余热锅炉省煤器，预热后的除氧水分两路，一路去中压汽包V2401、V2402，另一路去余热锅炉中压汽包。余热锅炉蒸发段发生的中压饱和蒸汽，和外取热汽包、油浆蒸汽发生器汽包发生的中压饱和蒸汽一起并入中压蒸汽管网，分别去再生器过热段和余热锅炉过热段过热至450C后，一部分供气压机的蒸汽轮机使用，背压并入1.0MPa低压蒸汽管网；其余部分送出装置。系统来的1.0MPa低压蒸汽进入再生器低压过热盘管，过热为500C的低压过热蒸汽，供反应系统的沉降器防焦蒸汽、汽提段汽提蒸汽使用。产品精制部分2.5.1汽油精制部分汽油采用碱洗脱硫化氢及梅洛克斯固定床脱硫醇工艺流程。利用混合器，使汽油与氢氧化钠水溶液充分混合，除去其中的硫化氢。自稳定来的汽油，经汽油-碱液混合器（MI3101）与10%的碱液混合后，进入预碱洗沉降罐（V3101），汽油与碱液经沉降分离后，碱液经过碱液循环泵（P3109/A、B）循环使用。新鲜碱液由碱液泵（P3102/A、B）间断补充，碱渣间断压至碱渣罐（V3105），用泵P3102间断送出装置，由工厂统一处理。脱硫后的汽油经汽油空气混合器（MI3102/A、B）与非净化风、活化剂（按汽油量的100〜200ppm加入）混合后进入固定床反应器（R3101/A、B）底部，反应器内装有经磺化酞菁钻催化剂碱液浸泡后的活性炭，在催化剂的作用下，硫醇被氧化成二硫化物并溶于汽油中，在活化剂的作用下，能将汽油中较难脱出的大分子硫醇氧化为二硫化物，从而确保汽油产品合格。催化剂碱液配制系统的操作要点是将30%的碱液在催化剂碱液罐（V3104）内加水稀释成10%，然后从罐顶部加入磺化酞菁钻催化剂（含量约200ppm），用碱液泵（P3102/A、B）混合均匀（溶液呈兰色透明）后，打入装有脱硫醇催化剂的固定床反应器顶部（R3101/A、B，其中一台操作，一台备用），使催化剂碱液在反应器内循环浸泡。碱液由深兰色变为淡黄色，表明吸附过程结束。此时可将碱液撤至V3104，然后即可进行汽油脱硫醇。汽油所夹带的尾气在汽油沉降罐（V3102）中沉降分离，汽油经汽油成品泵（P3101/A、B）,进入汽油砂滤塔（T3101）进一步分离碱雾、水份等杂质后，即作为成品汽油送出装置。另外，还有防胶剂、钝化剂加注系统，将配制好的防胶剂、钝化剂用防胶剂泵（P3104/A、B）注入汽油出装置的管线内。自汽油沉降罐（V3102）顶部分离出的尾气，高空排放。各安全阀放空的汽油进入汽油放空罐（V3109），用碱液泵（P3102/A）间断送出装置。干气脱硫精制部分来自吸收稳定部分的干气，经过干气冷却器（E3201）进入干气分液罐（V3203），分离出的凝缩油由罐底自压并入富吸收油线返分馏塔；干气进入干气脱硫塔（T3202）下部，与自溶剂再生部分来的二乙醇胺贫液逆流接触，脱硫精制后，由塔顶进入净化干气分液罐（V3204），干气携带的胺液不定期压回，净化干气由罐顶出装置。二乙醇胺富液从塔底流出，可用富液增压泵（P3202/A、B）加压送至溶剂再生部分。2.5.3液化石油气脱硫精制部分来自吸收稳定部分或罐区的液化石油气，先进入液化石油气缓冲罐（V3201），后经液化石油气进料泵（P3201/A、B）打入液化石油气脱硫抽提塔（T3201）下部，与自溶剂再生部分来的二乙醇胺贫液逆流接触，脱去硫化氢后由塔顶进入液化石油气胺液回收罐，罐底回收液化石油气携带的胺液，液化石油气由罐顶去液化石油气脱硫醇部分。二乙醇胺富液从塔底流出，自压至溶剂再生部分。2.5.4脱硫溶剂再生部分来自干气、液化石油气部分的二乙醇胺富液，进入贫富液换热器（E3202/A〜D）与贫液换热至98°C，然后进入富液闪蒸罐（V3205），闪蒸出的轻烃类进入火炬低压瓦斯管网；富液进入再生塔（T3203）第三层塔板，再生塔底由重沸器（E3205）用蒸汽提供热源，富液在塔内进行硫化氢脱附过程，酸性气自塔顶馏出，经再生塔顶冷凝器（E3204）冷凝至40C后，进入酸性气分液罐（V3206），酸性气由罐顶进入酸性气管网；酸性水由罐底经再生塔顶回流泵（P3204/A、B）打回再生塔第一层塔板上。贫液自再生塔底自压经E3202/A〜D与富液换热、贫液冷却器（E3203/A、B）冷却至40C进入溶剂缓冲罐（V3208）。再生后的贫液，由溶剂循环泵（P3402/A、B）自溶剂缓冲罐抽出，加压后大部分送往干气、液化石油气脱硫部分，小部分作为回流打入富液闪蒸罐控制罐顶温度，还有一部分依次经过袋式过滤器（FI3201）、活性炭过滤器（FI3202）、袋式过滤器（FI3203）进行旁滤后返回溶剂缓冲罐。补充的新鲜二乙醇胺溶液，用溶剂加入泵（P3205）间断打入溶剂缓冲罐内。溶剂缓冲罐内二乙醇胺溶液用软化水配制浓度为20%左右。2.5.5液化石油气脱硫醇部分经过脱硫后的液化石油气，经液化石油气碱洗混合器（MI3301）与10%的碱液混合后，进入液化石油气预碱洗沉降罐（V3301），液化石油气与碱液沉降分离后，碱液经罐底流经碱液循环泵（P3302/A、B）循环使用。新鲜碱液由催化剂碱液循环泵（P3301/A、B）间断补充，液化石油气预碱洗沉降罐中的间断自压至碱渣罐（V3105）。碱洗脱硫后的液化石油气进入液化石油气脱硫醇抽提塔（T3301）下部，与从塔上部注入的催化剂碱液逆流接触，用溶解有磺化酞菁钻催化剂的碱液进行液-液抽提。脱去硫醇后的液化石油气从塔顶流出，经过液化石油气水洗混合器（MI3302）与洗涤水混合后，进入水洗沉降罐（V3302）进行沉降分离，水自罐底用液化石油气水洗循环泵（P3303/A、B）抽出循环使用。洗涤所用的除盐水用液化石油气水洗泵（P3304）间断补充。水洗后的液化石油气进入液化石油气沙滤塔（T3302）上部，进一步分离微量碱雾、水等杂质后，从塔下部流入液化石油气脱硫吸附塔（T3304/A、B），经活性炭脱去残存的硫化氢、硫醇及其它硫化物组分后，作为成品送出装置。催化剂碱液自液化石油气脱硫醇抽提塔下部抽出，C后，与非净化风混合进入氧化塔（T3303）下部，在塔内氧化分离出二硫化物后一同自塔上部流出进入二硫化物分离罐（V3303）进行尾气、二硫化物、催化剂碱液三相分离。尾气排入火炬系统；二硫化物自压进入二硫化物罐（V3304），之后用氮气间断压入碱渣罐（V3105）；催化剂碱液自罐底流经碱液冷却器（E3302/A、B）冷却后，由催化剂碱液循环泵（P3301/A、8）打入液化石油气脱硫醇抽提塔循环使用。新鲜催化剂碱液由碱液泵（P3102/A、8）向二硫化物罐内间断补充。2.5.6轻柴油精制部分来自分馏部分的轻柴油在混合器（MI3303）内与RS剂（加入量100〜200ppm）混合后，进入柴油RS剂碱洗沉降罐（V）进行沉降分离，柴油中的胶质与RS剂反应生成黑油，柴油自罐顶流出，和水混合进入柴油水洗罐，经水洗后出装置；经柴油RS剂碱洗沉降罐切出的黑油和未反应的RS剂进入分离罐（V）分离出RS剂循环使用；黑油间断自罐底压出，统一处理；新鲜RS剂由RS剂贮罐（V）经日、剂泵送入混合器。2.6酸性水汽提部分催化装置产生的酸性水中硫化氢含量高达2000ppm以上，如果不经过处理直接排入污水管网，会对污水处理厂生化系统造成严重冲击，因此必须经过处理后使其降到50ppm以下才能排入污水管网。来自催化装置及其它装置的酸性水进入原料水脱气罐（V3401），脱出的轻油气组分进入火炬低压瓦斯管网。脱气后的酸性水进入原料水罐（V3402/A、B）沉降脱油，轻油自水罐上部自流出罐回收；酸性水自罐底经原料水进料泵（P3401/A、B）抽出，加压经过原料水-净化水换热器（E3401/A〜D）换热至100°C后进入主汽提塔第一层塔板，自上而下进行硫化氢的脱吸过程，塔底通入1.0MPa蒸汽直接加热汽提。净化水自塔底抽出自压经过E3401/A〜D与原料水换热后，再经过净化水冷却器（E3403/A、B）冷却后排入含油污水管网。汽提出的酸性气自主气提塔顶抽出经过塔顶冷凝器（E3402）冷凝后，进入塔顶回流罐（V3403）进行气液分离，酸性气自罐顶进入火炬酸性气管网；酸性水由塔顶回流泵（P3402/A、B）作为回流打回主汽提塔顶。3催化裂化工艺的基本原理烷烃：烷烃在催化裂化过程中主要发生分解反应，生成较小分子的烷烃和烯烃。例如：CHTH十CH1634 816 818生成的烷烃和烯烃又可以连续进行分解或进行其它的反应。烷烃分解反应生成的小分子气态烃中，多为丙烯和丁烯。六个碳原子以上的烷烃裂化前，可能发生异构重排，也可能发生芳构化反应。烷烃的分解反应速度随其分子量的增加而增加，同时在碳原子数相近，裂化条件相同时，异构烷烃的分解速度比正构烷烃的分解速度快得多。烯烃：烯烃是催化裂化一次反应的产物，而不是原料本身有的。它主要有以下几种反应。分解反应：烯烃的分解即碳、碳键断裂生成两个较小分子的烯烃。烯烃的分解速度比烷烃快，但二者的反应规律基本相似，大分子烯烃的分解速度比小分子烯烃快，异构烯烃的分解速度比正构烯烃快。异构化反应：烯烃的异构化反应有两种情况。一种是正构烯烃变成异构烯烃，另一种是处于分子两端的双键向中心移动。烯烃异构化的结果，使裂化产物中异构烯烃增加，a一正构烯烃减少，这有利于汽油辛烷值的提高。氢转移反应：环烷烃或芳烃放出氢使烯烃饱和而自身逐渐变成稠环芳烃，甚至缩成焦碳。两个烯烃分子之间可以发生氢转移反应，例如两个己稀分子之间发生氢转移反应，一个变成己烷而另一个变成己二烯。可见氢转移反应的结果是一方面某些烯烃转化为烷烃，另一方面，给出氢的化合物那么转化为芳烃或缩合成程度更高的分子。在高温时，例如500°C左右，氢转移反应速度比分解速度低得多。所以高温时，裂化汽油的烯烃含量高，但在较低温度时，分解反应速度降低的程度比氢转移反应速度降低的程度大，因此低温时裂化汽油的烯烃含量就要低些。根据这一特点，我们可以通过提高反应温度来增加产品烯烃含量，以提高汽油的辛烷值。也可以降低反应温度减少烯烃含量，以提高汽油的安定性。芳构化反应：烯烃可以环化并脱氢生成芳香烃。催化裂化反应转化率：催化裂化反应不是一次性将原料油裂化生成汽油、柴油、气体和焦炭，而是将原料一次反应至某个深度（一般是在汽油、柴油产率最高点附近），分出汽油等反应产物后，把未反应的一部分一一回炼油和回炼油浆（指沸点X围与原料相当的那部分产物），做为原料（其实它与新鲜原料并不相同）重新送入反应器进行反应，以获得最高的轻油产率，达到最高的经济效益，而催化裂化的反应深度是由反应时间决定的，一般情况下用转化率表示，而转化率习惯上有以下两种表示方法：单程转化率二（气体+汽油+焦炭）/总进料X100%（重量）总转化率二（气体+汽油+焦炭）/新鲜原料X100%（重量）影响转化率的因素是很多的，除原料性质和催化剂性能以外，如反应温度、压力、时间、剂油比和回炼比等都会影响原料的转化率。催化裂化反应是在催化剂表面进行的，原料进入反应器后先吸热成气体，然后经过七个步骤才变成产品离开催化剂，这七个步骤是：第一步，气体状态原料分子从主气流中扩散到催化剂的表面。第二步，原料分子沿催化剂孔道向催化剂内部扩散。第三步，靠近催化剂表面的原料分子被催化剂活性中心吸附，原料分子变得活泼，某些化合键开始松动。第四步，被吸附的原料分子在催化剂表面进行化学反应。第五步，产品分子从催化剂表面脱附下来。第六步，产品分子沿催化剂孔道向外进行扩散。第七步，产品分子扩散到主气流中去。在工业生产中，常常用几种主要产物的产率来考察石油催化裂化馏分的反应，所以针对重质油馏分的催化裂化，可以用下图来做大致的描述。由该图可见到：原料同时向几个方向反应，同时随着反应深度的加深，中间产物又继续反应，这种反应叫顺序反应。平行-顺序反应的特点是反应深度对产品产率的分配有重要影响。

石油馏分的催化裂化反应3.2.1本装置所用的催化剂为RAG系列或COR系列催化剂，主要用于提升管催化裂化装置，具有高活性、高稳定性、优良的选择性等特点。其作用原理是：重质原料油在高温（540°C左右）下与酸性的裂化催化剂相接触，按正碳离子反应机理，发生裂解、异构化、氢转移、缩合等一系列催化裂化反应；反应物经分馏后即可得到汽油、柴油等轻质油品和副产品干气、液态烃。3.2.2催化剂的循环再生催化裂化反应后，在催化剂表面上覆盖了一层焦炭，使催化剂暂时失活，通过待生立管使催化剂进入再生器烧焦，使催化剂恢复活性，即所谓再生。而烧焦所产生的热量通过再生斜管由催化剂带到提升管供催化裂化反应用。这样积炭的催化剂不断地到再生器再生，再生后的催化剂不断地回到提升管进行反应便完成了催化剂的循环。通过控制两器压差来保证催化剂循环的正常进行，而催化剂循环量的大小那么是由单动滑阀、待生塞阀的开度来控制。4原料及产品的主要技术规格装置设计加工原料以混合蜡油掺炼部分常压渣油，其主要性质如下:序号项目分析数据1比重D20 4 2凝点C3分子量4残炭W%5馏程初馏点C10% C50% C90% C95% C6元素分析碳 %氢 %硫 ppm氮 ppm

7金属分析镍 ppm钒 ppm铁 ppm钠 ppm8族组成饱合烃%(W)芳烃%(W)胶质%(W)沥青质%(W)干气、液化石油气组成(计算值)序号组分干气，v%液化石油气，v%备注1H22n23H2O4CO256H2S7Co8C：o9c2=10C：o1112nC4o13iCo14nC「15iC=16cC：=17tC=18^C19合计1OO1OO汽油、轻柴油性质序号项目数据汽油轻柴油1比重g/cm32凝点°C-3闪点°C-3辛烷值MONRON—4十六烷值-5诱导期min-

6馏程HKC10%C50%C90%C95%C7实际胶质 mg/100ml8腐蚀（50°C，3h铜片腐蚀）9烯烃含量 V%-装置物料平衡序号物料名称数值备注W%Kg/h104t/a一原料常渣合计产品1干气2液化石油气3汽油4轻柴油5油浆6焦炭7损失合计5主要设备选择及工艺计算汇总反应再生部分1） 提升管反应器：采用折叠式提升管，分为两段，下段为预提升段，上段为进料及反应段。预提升段内径为61032mm（内衬150mm隔热耐磨衬里）；反应段分为第一反应区和第二反应区，第一反应区内径为6700mm（内衬100mm隔热耐磨衬里），第二提升管反应区内径为61800mm（内衬100mm隔热耐磨衬里）。进料设一排4台CS型高效雾化原料喷嘴，2台CS型高效雾化油浆喷嘴。提升管出口采用两组粗旋风分离器。2） 沉降器及汽提段沉降器置于再生器之上，直径为64.4m，内衬100mm龟甲网隔热耐磨衬里，采用两组单级PV型旋风分离器并设内集气室。汽提段内径62000mm，设8层环形挡板，整个汽提段插入再生器中，外衬隔热耐磨衬里。3） 再生器采用大小筒体结构，稀相直径为67200mm,密相直径为65800mm,采用150mm厚隔热耐磨衬里，主要构件包括4组两级PV型旋风分离器、主风分布管、待生套筒及待生催化剂分配器、外取热器返回管等。4） 外取热器本装置设置一台气控外循环式翅片管外取热器，内径为62000mm（内衬100mm隔热耐磨衬里），汽水循环系统采用自然循环方式，取热能力为18610kw。5） 内取热器再生器内设置三组取热蒸发管，汽水循环系统采用自然循环方式，与外取热器公用一个汽包。6） 过热蒸汽盘管再生器内设置三组过热蒸汽盘管，其中一组为低压蒸汽过热盘管，另外两组为中压蒸汽过热盘管。7） 三级旋风分离器采用一台立式PDC型三级旋风分离器。1） 分馏塔分馏塔直径63400mm，采用30层双溢流复合浮阀塔板，下部脱过热段采用6层环盘型人字挡板。2） 轻柴油汽提塔轻柴油汽提塔直径61200mm，采用6层单溢流复合浮阀塔板。3） 吸收塔吸收塔直径61800mm，采用30层双溢流复合浮阀塔板。4） 解吸塔解吸塔直径62200mm，采用30层双溢流复合浮阀塔板。5） 再吸收塔再吸收塔直径61000mm，采用22层单溢流复合浮阀塔板。6） 稳定塔稳定塔直径62200mm，采用40层双溢流复合浮阀塔板。1） 主风机组主风机组采用烟机+主风机+电动/发电机三机组配置。主风机为离心式风机。烟机采用单级悬臂式。主风机型号5E1400799，设计流量1005m3n/min，设计出口压力0.4MPa（绝）。电动机额定功率5500kw。烟气轮机设计入口烟气流量1154m3n/min，入口压力0.31MPa（绝），型号YL-5000F。2） 备用主风机组备用主风机组采用主风机+电动机两机组配置。主风机为离心式风机。主风设计流量816m3n/min，型号D1000，设计出口压力0.32MPa（绝）。电机功率4500kW。3） 增压机组增压机采用增压机+电动机二机组配置，共两台，1开1备。增压机为离心式。设计流量160m3n/min，设计出口压力0.48MPa（绝），型号B755/3.977。电机功率315kW。4） 富气压缩机组富气压缩机组采用中压背压式汽轮机+气压机两机组配置。气压机流量220m3n/min，入口压力0.19MPa（绝）,出口压力MPa（绝）,型号2MCL456。汽轮机型号B25/01。对于一般的冷换设备以选用BES、BJS系列为主；对于热水与油品换热的换热器均选用BIU系列；对压降及油气冷却要求较严的部位，如分馏塔顶、气压机出口系统，采用低压降、节能环保的表面蒸发式空气冷却器。.油泵本装置所选油泵以能满足大流量要求、较高效率的AY型离心泵为主，电机均选用YB系列。5.1.6余热锅炉设置一台余热锅炉。由过热段、蒸发段及省煤器段组成，并设置了一台给水除氧器。装置主要技术参数及工艺计算汇总反应沉降器工艺计算汇总序号项目单位设计值备注1沉降器压力MPa（绝）2回炼比3原料油进料温度°C2004新鲜原料量Kg/h608574剂油比对总进料5催化剂循环量t/h4306提升管直径mm（内）700衬里后内径7第二反应区直径mm（内）1800衬里后内径7预提升段直径mm（内）1032衬里后内径8提升管入口线速m/s9提升管出口线速m/s不注终止剂10提升管停留时间s不注终止剂11汽提段直径mm（内）200012汽提段蒸汽量Kg/h130013汽提段催化剂停留时min14沉降器稀相直径mm（内）4200衬里后内径15粗旋入口线速m/s1组16单级旋分入口线速m/s单级2组再生部分工艺计算汇总序号项目单位设计值备注1烧焦量kg/h53132总主风量（干）m^/min11653再生器顶压力MPa（绝）4再生器稀相温度C7005再生器密相温度C690

6烟气过剩氧含量V%37再生器密相直径（内）mm55008再生器稀相直径（内）mm69009再生器密相线速m/s10再生器稀相表观线速m/s11再生器密相藏量t4412旋分器组数313一级入口线速m/s14二级入口线速m/s15再生器总烧焦强度kg/th12516外取热器直径mm2000衬里后内径17取热负荷Kw25000压力平衡1）待生线路项目单位数据备注沉降器顶压力kPa300沉降器稀相静压kPa汽提段静压kPa待生立管静压kPa合计kPa再生器顶压力kPa350再生器稀相静压kPa2再生器密相静压kPa4待生套筒静压kPa待生催化剂分配器静压kPa待生塞阀压降kPa合计kPa2）再生线路项目单位数据备注再生器顶压力kPa350再生器稀相静压kPa再生器床层静压kPa再生斜管静压kPa

合计kPa沉降器顶压力kPa300提升管总压降kPa50沉降器粗旋压降kPa再生滑阀压降kPa合计kPa主要技术参数1）催化剂、化学药剂用量序号名称型号或规格年用量（t）一次加入量（。1重油催化剂1200752CO助燃剂含Pt万分之五33磷酸三钠95%14金属钝化剂含锑25%105油浆阻垢剂106高效脱硫剂含二乙醇胺98%1007活化剂52）产品指标名称项 目质量标准（国标）质量标准（企标）粗汽油馏程KK,(C)>205>205精制汽油馏程10%馏出温度（C）>70>7050%馏出温度（C）>120>120KKC>205>205残留量>>腐蚀（铜片,80°C,20分钟）合格合格水溶性酸或碱无无酸度mgKOH/100ml>>实际胶质mg/100ml>5>5饱和蒸汽压KPa9月1日一2月29日>80>883月1日一8月31日>67>74

轻柴油馏程95%馏出温度>365实测闪点（°C）主55主57腐蚀（铜片,80C,20分钟）合格合格酸度mgK0H/100ml>5>水溶性酸碱无无凝点10#C>100#C>0-10#C>-10液化气密度（15C）kg/m3报告蒸汽压（C）KPa>1380>1380C5及C5以上组分含量%（V/v）>>铜片腐蚀（级）>1级>1级总硫含量mg/m3>343>343游离水无无蒸发残留物ml/100ml>>油渍观察通过通过干气C3以上组分含量（V/V）%>>5.2.5安全阀一览表编号安装位置型号泄漏介质定压MPa数量SV2101冷催化剂罐顶A42Y-2.0CDN50X80空气1SV2102热催化剂罐顶A48SH-2.0VDN50X80空气1SV2103废催化剂罐顶A48SH-2.0VDN50X80空气1/r/