DCC操作规程修改稿

PAGEPAGE143ZLDQ/ZY01-2006受控号：蓝星石油有限公司大庆分公司50万吨/年催化裂解（DCC）联合装置操作规程（第一分册催化裂解装置）(试行)中国蓝星大庆工业园发布日期：2006年6月操作规程审批页编写：高占峰张宏宇卢贵生审核：崔新文李树成于明春姜光武会审：赵长斌吕建明刘润浮审批：刘军生目录第一篇装置概况第一章装置简介第二章工艺基本原理及装置技术特点第三章设计数据及基本情况第四章工艺流程说明第二篇岗位操作法第一章反应岗位第一节关键变量对操作的影响第二节正常操作法第三节非正常操作第四节一般事故处理第二章分馏岗位第一节正常操作第二节产品质量控制第三节非正常情况处理第四节一般事故处理第三章吸收稳定岗位第一节正常操作第二节产品质量控制第三节非正常情况处理第四节一般事故处理第四章余热系统第一节余热锅炉简介第二节开炉前的准备第三节开锅炉第四节余热锅炉的基本操作和事故处理第五节油浆蒸汽发生器的基本操作和事故处理第六节外取热器的基本操作和事故处理第五章75t/h燃气锅炉的基本操作和事故处理第六章锅炉汽水分析规程第三篇装置的开停工方案第一章装置开工方案第一节开工准备第二节开工前全面大检查第三节贯通、吹扫、试压、试密第四节开工程序装置停工方案第一节停工原则及要求第二节停工前准备工作第三节注意事项第四节停工程序第五节停工扫线第六节分馏岗停工水运第四篇仪表及自动化控制部分第一章概述第二章集散型控制系统配置第三章集散型控制系统技术功能第四章主要控制回路说明第五篇紧急事故的处理预案第一章紧急事故处理总则第二章紧急事故处理方法第六篇装置安全规程第一章总则第二章安全规程第三章环保规程第七篇专用设备和大型机组操作规程及试车方案第一章专用设备和大型机组操作规程第一节离心泵操作规程第二节增压机操作规程第三节备用主风机操作规程第四节富气压缩机组操作规程三机组操作规程第二章大型机组试车方案第一节增压机试车方案第二节备用主风机试车方案第三节富气压缩机组试车方案第四节三机组试车方案第三章设备明细表第一篇装置概况第一章装置简介催化裂解（DCC）工艺是我国自行研究开发的一种以重质油为原料，生产轻烯烃的新型石油炼制工艺。该工艺突破了以往只能用蒸汽裂解生产轻烯烃的路线，成为我国的一条主要生产丙烯的技术路线之一。该工艺技术先进，属世界先进水平，已获中国专利（87105428）和美国专利（4980053#），中国蓝星大庆工业园50万吨/年催化裂解装置由中国石化工程建设公司（SEI）设计，由中油一公司负责建设安装。根据中国化工集团公司文件中国化工发规［2005］22号“关于蓝星石油有限公司大庆分公司催化裂解装置工程可行性研究报告的批复”。“蓝星石油有限公司大庆分公司50万吨/年催化裂解联合装置设计基础工艺包”（以下简称《设计基础》），编号：F05-01-11，石油化工科学研究院，2005年2月。50万吨/年催化裂解联合装置以石油化工科学院提供的《设计基础》为依据，包括反应-再生部分、分馏部分、吸收稳定部分、气压机、75t/h燃气锅炉、烟气能量回收及余热锅炉部分。催化裂解装置的原料为常压渣油，主要产品有：汽油、轻柴油、液化气，副产品有：干气.油浆等。第二章工艺基本原理及装置技术特点一、催化裂解工艺原理催化裂解工艺是在催化裂化工艺基础上发展起来的石油炼制新工艺，就工艺原理而言，催化裂解总属催化裂化范畴，但是，由于裂解追求的目的产品不同，决定了其与裂化的区别。催化裂解的目的产品为丙烯，因此希望在反应过程中控制氢转移反应以控制烯烃饱和，而高的反应温度及低的催化剂活性对氢转移反应不利。同时裂解反应同属平行—顺序反应，增加反应深度及反应时间有利于中间产物进一步裂化，提高目的产品——丙烯的收率。由于上述原因，催化裂解的工艺上采用了“提升管＋床层反应”的反应形式及较高的反应温度，反应温度较常规催化裂化高约50℃。另外反应物中烯烃的含量与油气分压有关，降低总反应压力，或注入蒸汽，降低油气分压，有利于丙烯的生成，注入蒸汽还可降低焦炭产率，增加烯烃/烷烃比。注汽量占总进料的25%左右，这也是与常规催化裂化较显著的区别。二、催化裂解的催化剂由于催化裂解的原料为重质油品，主要产物为丙烯，因此对催化剂的要求比催化裂化要高，为了能多产烯烃及低分子化合物，同时又减少生焦，因此要求催化剂必须能减少双分子反应，减少叠合反应，减少芳构化反应，减少氢转移反应，以尽可能少消耗烯烃多产出丙烯。本装置采用重油转化和抗金属污染能力强、选择性好的CRP/CIP系列催化剂，采用了复合型分子筛，使用含磷和过渡金属的ZSP沸石为主的多元活性组分，以提高ZSP沸石的水热活性稳定性和增加催化剂对小分子烃的脱氢功能，可以使烷烃进一步转化成烯烃，提高低碳烯烃产率，特别是丙烯产率，并生产高辛烷值汽油。装置的操作条件较为苛刻，反应温度高、注汽量大，再生温度高，烧焦强度大，这一切都对催化剂的物理性质、化学性质提出了更高的要求。要求催化裂解的催化剂应当有比催化裂化更高的水热稳定性及晶体的热稳定性，以尽可能减少剂耗，提高效益。三、技术特点催化裂解与催化裂化在过程上都极为相似，可以认为两者在“质”上是相同的，所不同的只是“量”（产品分布，操作条件等）。催化裂解装置在工程设计上，是针对催化裂解的技术特点进行设计的，主要特点如下：(一)、采用全提升管+床层的反应器形式，调节不同的床层空速，以实现不同的生产方案。提升管进料为BWJ-II型高效进料雾化喷嘴，高的注入速度，保证极小的油颗粒均匀地与催化剂接触后一起按活塞流向上流动，充分发挥催化剂裂解的特性，提高理想产品的产率。（二）、为提高转化率和多产气体烯烃，采用提升管加床层的反应方式，和较高的反应温度（530～580℃），并在提升管中注入占总进料量25～30%的水蒸汽，降低油气分压。（三）、由于反应转化率高，产生的气体多，反应热需求量大，为维持热平衡，剂油比达13～17，为常规FCC的2～3倍。（四）、由于裂解反应深度大，生焦量多。为强化烧焦，采用了烧焦罐式完全燃烧再生形式，既增加烧焦反应的推动力，也增加了操作灵活性。并且采用了外循环管技术以提高烧焦罐底部待生剂起始温度，提高燃烧速度及效果。设置再生催化剂脱气罐，有利于减少干气中的非烃气的含量。（五）、为改善高堆积密度裂解催化剂的两器流化和输送性能，在斜管上每隔1～1.5m设一组松动点。实现了大比重催化剂流化及输送的工程技术。（六）、反应温度高，汽提段和大油气线均采用冷壁设计。（七）、反应器汽提段设有三个汽提蒸汽环，汽提温度高，汽提效果好。（八）、由于裂解气体产量大，反应总注汽量大，为提高分馏塔顶油气分压和塔顶温度，防止水汽冷凝，分馏塔顶油气采用两级冷凝技术，用塔顶冷回流代替顶循环回流。而且由于一级分离罐温度较高，减少了粗汽油的乳化。（九）、为了提高吸收塔的吸收效果，充分回收气体中的C3馏份，该塔设有4个中段回流。第三章设计数据及基本情况一、主要原料质量指标原料油系管输原油的常压渣油。其性质见下表：原料油性质表名称单位渣油比重g/cm3（20℃）0.8982运动粘度80℃100℃mm2/s51.5228.04折光（70℃）1.4872碱性氮μg/g950残炭wt%4.68元素组成wt%C86.83H13.11S0.13N0.25族组成wt%饱和烃57.5芳烃31.3胶质11.1沥青质0.1重金属含量μg/gFe4.5Ni6.0V＜0.1Cu＜0.1Na3.5馏程℃0%2735%35810%38830%45750%548二、产品质量指标（一）、裂解汽油、轻油、重油性质表名称单位裂解汽油裂解轻油裂解油浆密度g/cm30.7560.9081.05酸值mgKOH/100ml0.214溴价gBr/100g18实际胶质mg/100ml1.890含硫量wt%0.020.220.46碱性氮μg/g680残碳wt%810%残碳wt%0.16凝固点℃-1420馏程初馏点5%10%50%90%干点℃364574156187188222266332352336366408482528辛烷值MONRON8497十六烷值26诱导期min300、裂解气烃类组成组成数值（wt%）H2S0.14H20.18CH43.25C2H63.47C2H410.65C3H86.88C3H639.73i-C4H106.97i-C4H811.15C4H8-16.21n-C4H101.41t-C4H8-25.88c-C4H8-24.08∑100（三）、裂解气中痕量烃组成数值μg/g乙炔14环丙烷34甲基乙炔4.71，3-丁二烯850（四）、平衡催化剂项目单位数值比表面积m2/g120孔体积mL/g0.22表观堆积密度g/cm30.98活性指数Wt%62碳含量Wt%≯0.1筛分组成0～2020～4040～8080～110＞110V%μmμmμmμmμm21655189（五）、物料平衡序号组分wt%kg/ht/d104t/a一进料1大庆常压渣油10062500150050二出料1干气9.86125.00147.004.902液化气45.628500.00684.0022.80其中：丙烯22.0113756.25330.1511.013裂解汽油20.813000.00312.0010.404裂解轻油12.88000.00192.006.405油浆1.5937.5022.500.756焦炭9.05625.00135.004.507损失0.5312.507.500.25小计10062500150050三、主要操作条件及工艺计算汇总（一）、反应—再生部分1、操作条件及计算汇总(50万吨/年)名称单位数量反应部分反应压力反应温度进料温度催化剂循环量剂油比总注汽量(汽)占总进料回炼比预提升段衬里内径提升管内径提升管出口线速反应床层空速反应器稀相内径反应器稀相线速汽提段内径汽提段催化剂质量流率汽提段停留时间旋分器入口线速一级入口（五组）二级入口（五组）再生部分操作压力操作温度烧焦比例烟气中O2浓度耗主风指标烧焦罐直径（内）烧焦罐出口线速密相床气速稀相床气速旋风分离器入口线速一级入口（五组）二级入口（五组）密相床直径（内）稀相床直径（内）Mpa（g）℃℃t/hm%mmmmm/sh-1mm/smt/m2.hminm/sMPa（g）℃wt%v%Nm3/minmmm/sm/sm/sm/smmmm0.08-0.11560～580240975～104016.6425-300.1800140012.62～45.20.583.2166.02.0419.5822.470.1～0.1470075-803-490047601.391.060.6820.4323.64656084602、压力平衡1)、再生线路项目单位数量备注推动力再生器顶压力再生器稀相静压20kg/m3床层压头P=350kg/m3再生器密相静压P=550kg/m3再生斜管静压350kg/m3合计阻力反应器顶压力沉降器稀相静压10kg/m3提升管压降70kg/m3预提升段静压500kg/m3提升管出口分布板床层密相静压再生滑阀压降合计KpaKpakpakpakpakpakpakpakpakpakpakpakpakpa1102.7448.3794937.9563840.49458199.57445801.37217.99309434.62347.013.3745.215956199.57445H=14mH=2.443mH=7.042mH=11.806mH=14mH=26.229mH=7.066m2）、待生线路项目单位数量备注推动力反应器压力沉降器稀相静压10kg/m3床层密相静压汽提段静压500kg/m3待生斜管静压350kg/m3合计阻力再生器压力再生器稀相静压20kg/m3再生器密相静压350kg/m3低压降分布板压降烧焦罐静压120kg/m3待生滑阀压降合计kpakpakpakpakpakpakpakpakpakpakpakpa801.37213.3747.730967.61902210.091921102.74426.754717.56238446.031536210.09192H=14mH=9.741mH=19.714mH=14mH=7.8m H=14.934m3)、循环线路项目单位数量备注推动力再生器顶压力再生器稀相静压20kg/m3再生器密相静压350kg/m3循环斜管静压400kg/m3合计阻力再生器顶压力再生器稀相静压20kg/m3再生器密相静压350kg/m3低压降分布板压降烧焦罐静压120kg/m3滑阀压降合计 kpa kpa kpa kpakpakpakpakpakpakpakpakpa1102.7449.60471.08136193.429361102.74426.714717.56238429.368976193.42936H=14mH=2.8mH=18.133mH=14mH=7.8mH=14.934m4)、外取热线路项目单位数量备注推动力再生器顶压力再生器稀相静压20kg/m3再生器密相静压350kg/m3外取热上斜管静压400kg/m3外取热器静压500kg/m3外取热下斜管静压400kg/m3合计阻力再生器顶压力再生器稀相静压20kg/m3再生器密相静压350kg/m3低压降分布板压降烧焦罐静压120kg/m3滑阀压降合计kpakpakpakpakpakpakpakpakpakpakpakpakpakpa1102.74410.97615.0214448.36318.3652205.46964 1102.74426.754717.56238441.409256205.46964H=14mH=3.2mH=3.832mH=9.87mH=4.685mH=14mH=7.8mH=14.934m(二)、分馏部分项目单位数量备注塔顶温度进料温度塔底温度塔顶压力塔底压力轻柴油汽提蒸汽分底搅拌蒸汽分馏塔回流取热冷回流吸收油第一中段回流第二中段回流油浆循环回流小计℃℃℃MPa（g）MPa（g）Kg/hKg/hKcal/h×104%%%%%100560330～3500.0450.06512006002402.7115.992.2016.1527.6138.05100(三)、吸收稳定部分项目单位数量备注吸收塔温度（顶/底）吸收塔压力（顶/底）脱吸塔（顶/底）脱吸塔压力（顶/底）稳定塔温度（顶/底）稳定塔压力（顶/底）再吸收塔温度（顶/底）再吸收塔压力（顶/底）℃MPa（a）℃MPa（a）℃MPa（a）℃MPa（a）47.5/46.51.4/1.4561.2/98.11.6/1.6552.8/154.11.27/1.3544.7/57.41.32/1.37四、装置公用系统能耗（一）、消耗指标序号项目DCC装置能量折算值设计能耗单位消耗量单位数量MJ/h1电kW1955.02MJ/kWh10.8921298.1682蒸汽3.5MPat/h29.6MJ/t3684109046.431.0MPat/h-23.137MJ/t3182-73621.9344水新鲜水t/h1MJ/t7.127.125循环水t/h2942.5MJ/t4.1912329.0756软化水t/h8MJ/t10.4783.767除盐水t/h22MJ/t96.32118.68焦炭t/h5.625MJ/t39775223734.49C201顶低温热MJ/h-42.5630.5（系数）-21.281510合计273714.089单位设计能耗4379.43（MJ/t原料）104.6kg标油/吨原料(二)、辅助材料用量序号项目单位数量备注1催化剂t/a750一次装入量230t2助燃剂t/a1一次装入量200kg3钝化剂t/a1.92一次装入量2.16t4油浆阻垢剂t/a8.62一次装入量1.91t530号透平油t/a206泵用润滑油t/a27磷酸三钠t/a0.3五、工艺卡片（一）、原料指标原料名称项目单位指标渣油密度g/cm3（20℃）实测残碳wt%≯0.7含水wt%≯0.1（二）、产品质量指标产品名称项目单位指标干气液化气稳定汽油轻油油浆总排污水C3以上含量C1+C2含量C5含量干点蒸汽压干点闪点固体含量含油量%(v)%(v)%(v)℃KPa℃℃g/lmg/l≯3.0≯1≯1.5193～205≯68340～365≮55≯6≯200（三）、动力指标项目单位指标循环水压力循环冷水温度新鲜水压力MPa℃MPa＞0.35＜32＞0.3净化风压力非净化风压力中压蒸汽压力低压蒸汽压力低压氮气压力瓦斯压力MPaMPaMPaMPaMPaMPa＞0.4＞0.35≮3.5＞0.90.6～0.80.45～0.65（四）、主要工艺条件1、反应—再生部分项目单位指标沉降器顶压力（表）提升管出口温度原料油预热温度再生器顶压力（表）再生器密相温度再生器稀密相温差再生器密相床供风外取热器流化风再生器烟气氧含量烧焦罐供风量主风机出口压力气压机转速MPa℃℃MPa℃℃Nm3/minNm3/minV%Nm3/minMParpm0.08～0.11560～580220～2400.11～0.14650～700≯202501003～4900≯0.233≯85002、分馏部分项目单位指标分馏塔顶温度分馏塔底温度C-201二中返塔温度C-201一中返塔温度油浆循环量油浆出装置温度℃℃℃℃t/h℃100～110330～350160～250110～160≮20080～1103、吸收稳定部分项目单位指标吸收塔温度（顶/底）吸收塔压力（顶/底）脱吸塔温度（顶/底）脱吸塔压力（顶/底）E-301返塔温度再吸收塔温度（顶/底）再吸收塔压力（顶/底）稳定塔温度（顶/底）稳定塔压力（顶/底）℃Mpa（a）℃Mpa（a）℃℃Mpa（a）℃Mpa（a）47.5/46.51.4/1.4561.2/98.11.6/1.65108～12044.7/57.41.32/1.3752.8/154.11.27/1.35六、化验分析项目分析项目分析方法分析次数（一）、原料密度GB/T2540每周一次馏程ASTMD1160每周一次运动粘度GB/T265每罐一次残炭GB/T268每周一次总硫GB/T388每周一次（二）、汽油密度GB/T1884每班两次馏程GB/T6536每班两次酸度GB/T258每班两次诱导期GB/T256每天一次辛烷值MONGB/T503根据需要进行辛烷值RONGB/T5487根据需要进行族组成（烯烃）GB/T548根据需要进行GB/T11132根据需要进行实际胶质GB/T8019每天一次蒸汽压GB/T8017每天一次（三）、柴油密度GB/T1884每班一次馏程GB/T6536每班一次闪点GB/T261每班三次凝固点GB/T510每班三次十六烷值GB/T386根据需要进行胶质GB/T509每天一次（四）、裂化气体LPG密度SH/T0221每天一次干气及LPG组成SH/T0230每班二次（五）、催化剂再生催化剂含碳量定碳仪每班一次待生催化剂含碳量定碳仪每班一次微反活性微反活性反应器每周一次筛分组成RIPP26每月一次磨损指数RIPP29每月一次重金属发射光谱法每月一次（六）、油浆密度GB/T1884每班二次催化剂含量离心重量法每班二次（七）、回炼油密度GB/T2540每天一次馏程GB/T9168每天一次（八）、烟气CO2.CO色谱法每天一次粉尘分析每天一次（九）、锅炉给水/除盐水每班两次Cu2+GB/T14418溶解氧GB12157Fe2+GB/T14427NH4+GB6906油GB12152PHGB904（十）、锅炉炉水每班两次PHGB904PO3-GB6913SiO2GB/T14417Cl-GB6905含盐量（十一）、蒸汽每班两次电导率（25℃）GB12147Fe2+GB/T14427Cu2+GB/T14418Na+GB12156SiO2GB/T14417第四章工艺流程说明一、反应—再生部分原料油自罐区用泵送入原料油缓冲罐（D-203），然后用原料油泵（P-201/1.2）抽出，经过原料油—油浆换热器（E-201/1～4）换热后，温度升高到240℃左右，然后进入提升管。原料油和雾化蒸汽在原料油喷嘴混合后经4组进料喷嘴喷出，在预提升段与自再生器（C-102）来的高温再生催化剂（700℃左右）接触，立即汽化并迅速反应，在提升管上升过程中裂化成轻质产品（干气.液化气.汽油.轻柴油）并生成少量油浆和焦炭,在提升管中部注入稀释蒸汽I.II以维持提升管内较低的油气分压,提高轻质产品(干气.液化气)的收率。反应产生的油气所携带催化剂通过提升管出口低压分布板，油气与催化剂在密相床（560～580℃）进行裂解反应，床层催化剂进入反应器下部的汽提段，上升的油气和所夹带的少部分催化剂经反应器顶部的5组两级旋风分离器后进一步分离，分离出来的油气经器内集气室进入分馏塔（C-201），回收下来的催化剂经旋风分离器的料腿翼阀进入密相床。在汽提段上部.中部和下部分别通入低压蒸汽（250℃，1.0Mpa（g）），使沉积有焦炭并吸附有一定量油气的催化剂与蒸汽逆流接触，以除去催化剂所吸附和夹带的油气。经汽提后的催化剂通过待生斜管进入烧焦罐下部。烧焦罐在高线速和高过剩氧条件下操作，烧焦温度由外取热下滑阀开度或外取热流化风量控制。来自待生斜管的催化剂与主风（140～180℃，0.34Mpa（a））混合并烧焦，开工初期，烧焦空气由备用主风机（K-102）供给。烧焦所产生的烟气携带着催化剂向上通过烧焦罐顶部的低压降分布板后，进入再生器（C-102）床层，并进一步烧焦。燃烧产生的烟气经设在再生器顶部的5组两级旋风分离器分离出所夹带的催化剂后通过内集气室进入第三级旋风分离器（D-1）；由旋风分离器分离出来的再生催化剂经料腿进入再生器床层后，进入脱气罐（C-103）脱气。再生催化剂在脱气罐内得以缓冲，密度增大，脱气罐底部通入低压蒸汽以置换再生催化剂所夹带的烟气，吹汽量的大小，催化剂的流动状况及时调整。脱气后的再生催化剂经再生斜管进入提升管底部，实现反—再催化剂循环。脱气罐脱除的烟气经烟气返回管返回再生器。为维持两器热平衡，增加操作灵活性，再生器设置可调热量的外取热器（C-104）。再生器床层高温催化剂（700～730℃）通过外取热上滑阀（阀-6）进入（C-104），经换热后经过外取热下斜管及下滑阀返至烧焦罐下部。外取热器共有10组管束，除氧水自余热锅炉进入汽包（D-406），与外取热器换热后出来的汽—水混合物混合，传热并进行汽。液分离后产生4.4Mpa（g）的饱和蒸汽送至余热锅炉过热。汽包中的水由循环热水泵（P-101/1，2）抽出，进入外取热器取热管，形成强制循环。正常生产时，再生器用的主风由主风机（K-101）供给，分别进入烧焦罐和再生器床层，另外，从主风机出口管分出一股主风经增压机（K-103/1，2）升压后（0.34Mpa（g）），作为外取热器流化风。二、分馏部分分馏塔（C-201）共30层舌型塔盘，塔底装有8层人字挡板。来自沉降器的高温油气（560～580℃）进入分馏塔人字挡板下部，与人字挡板上部返回的循环油浆（275℃）逆流接触，油气自下而上被洗涤和冷却。经分馏塔顶得到裂解气体和汽油，侧线抽出轻柴油，塔底为油浆。分馏塔顶油气经分馏塔顶前冷器（E-203/1～8）冷却至60～75℃后，进入分馏塔顶回流罐（D-201），用冷回流泵（P-203/1，2）抽出后分成两股：一股作为冷回流返回（C-201）顶层；另一股与来自（D-201）顶油气混合后，进入分馏塔顶后冷器（E-204/1～5）冷却至40℃，然后进入分馏塔顶油气分离器（D-202），分离出来的粗汽油用粗汽油泵（P-202/1，2）抽出一股送至吸收塔（C-301），另一股返回提升管回炼，罐顶富气进入气体压缩机（K-301）。由（D-201）和（D-202）底分离出的含硫污水自流排至含硫污水脱油脱气罐（D-205），再用含硫污水泵（P-210/1，2）送至酸性污水汽提装置。轻柴油自（C-201）第19层塔板自流至轻柴油汽提塔（C-202），经水蒸汽汽提后用轻柴油泵（P-204/1，2）抽出，经过贫富吸收油换热器（E-202/1，2）换热后进入轻柴油—除盐水换热器（E-211/1，2）冷却到60℃，再经贫吸收油冷却器（E-205/1，2）冷却到40℃后分为两股：一股作为轻柴油产品出装置；另一股送至再吸收塔（C-303）作为贫吸收油。汽提塔顶油气返回至分馏塔第19层塔板。一中段回流从（C-201）第16层塔板用分馏塔一中循环回流泵（P-205/1，2）抽出送至脱吸塔底重沸器（E-301）作为热源，经油浆冷却器（E-207）后，再经一中回流冷却器（E-206/1，2）降至160℃后，返回（C-201）第18层塔板。二中段回流自（C-201）第3层塔板自流至回炼油缓冲罐（D-204），用分馏塔二中回流泵（P-206/1,2）抽出后分三路：一路作为（C-201）第二中段循环回流，送至稳定塔底重沸器（E-304）作为热源，再返回（C-201）第5层塔板；一路作为内回流返回（C-201）第2层塔板；第三路作为回炼油与原料油一起混合后进入提升管回炼。此回炼油视回炼油罐液位高低予以调节，由于反应温度高，反应深度大，回炼油相应会减少。如果采用油浆回炼，回炼油就会减少，以致无回炼油回炼。油浆经循环油浆泵（P-207/1,2）从分馏塔底抽出后分成两路：一路先经（E-201/1～4）与原料油换热，再进入油浆蒸汽发生器（E-210/1,2）产生4.4Mpa（g）饱和蒸汽后温度降至275℃,大部分油浆返回(C-201)人字挡板上、下部作为循环回流,上部循环回流用以洗涤和冷却上升油气，下部循环回流又分为两股，一股在塔底液面靠上面，用以冷却控制塔底油浆温度不大于350℃，另一股在塔底底部，用以搅拌和冷却油浆，以减少搅拌蒸汽用量。少部分送至油浆冷却器(E-207)冷却到80-110℃后作为产品出装置；另一路与原料油混合后进入提升管回炼。三、气体压缩及吸收稳定部分从分馏部分(D-202)来的富气被送至气体压缩机（K-301）两段压缩到1.6Mpa(a)左右.气压机一段出口压缩富气经气压机一段出口冷凝冷却器（E-312）冷却至42℃后进入气压机一段出口分液罐(D-303),分离出凝缩油,含硫氨污水和不凝气.凝缩油由气压机中间凝液泵(P-306/1,2)抽出送至压缩富气分液罐(D-301),不凝气进入气压机第二段进一步压缩至1.6MPa(a)后,先与从脱吸塔(C-302)顶来的脱吸气混合后进入压缩机出口前冷器(E-305/1,2)冷却至60℃,再与由吸收塔底泵(P-307/1,2)送来的饱和吸收油混合进入压缩机出口后冷器(E-306/1-4)并冷却至40℃,然后进入(D-301)，分离出凝缩油、水和不凝气,不凝气去吸收塔(C-301).为了防止氮化物、硫化物对下游设备的腐蚀,在(E-312)和(E-305/1,2)前注入净化水洗涤,洗涤后的含硫污水分别从(D-303)、(D-301)底自流排至(D-205)。从(D-301)顶出来的富气进入(C-301)底部,来自(D-202)底的粗汽油和从稳定塔(C-304)来的稳定汽油(作为补充吸收剂)进入(C-301)顶部,与富气逆流接触.富气中的C3及C3以上的组分大部分被吸收下来,剩下含有少量吸收剂的气体(贫气)从(C-301)进入再吸收塔。为了及时取走吸收过程中放出的热量,在(C-301)中部设有四个中段回流,分别用吸收塔中段回流泵(P-302/1、P-302/2、P-302/3、P-302/4)从(C-301)的第10、17、24、31层塔板抽出经吸收塔中段回流冷却器(E-307/1，2、E-307/3，4、E-307/5，6、E-307/7，8)后均冷却到40℃,返回至(C-301)的第9、16、23、30层塔板。(D-301)底分离出来的凝缩油由凝缩油泵(P-301/1,2)抽出经脱吸塔进料-汽油换热器(E-302/1,2)换热后进入脱吸塔(C-302)顶部,脱吸塔底重沸器(E-301)的热源由分馏塔一中回流提供,以脱除凝缩油中的C2等轻组分。为了保证重沸器的热源,设置了低压蒸汽-脱吸塔底重沸器(E-301/1),采用低压蒸汽作热源.脱吸塔顶气送至与气压机出口富气混合,塔底脱乙烷汽油送至稳定塔。自(C-301)顶出来的贫气进入再吸收塔(C-303)下部,从分馏部分来的贫吸收油(轻柴油)进入(C-303)顶部,与贫气进行逆流接触,以脱除气体中夹带的轻汽油组分。从(C-303)顶出来干气送至脱硫装置,塔底出来的富吸收油经(E-202)换热至120℃后返回分馏塔第21层塔板。脱乙烷汽油由稳定塔进料泵(P-303/1,2)从(C-302)底抽出,经稳定塔进料换热器(E-303/1,2)换热至108℃左右进入稳定塔(C-304),丁烷及更轻的组分从塔顶馏出,经过稳定塔顶冷凝冷却器(E-308/1～6)冷却至40℃后进入稳定塔回流罐(D-302),液体产品-液化气用稳定塔顶回流泵(P-305/1,2)升压,一部分作为稳定塔顶回流,另一部分作为液化气产品送去脱硫装置。稳定汽油自塔底靠自身压力依次进入(E-303/1、2)、（E-302/1,2）分别和脱乙烷汽油、凝缩油换热后再进入稳定汽油-除盐水换热器(E-310/1,2)和稳定汽油冷却器(E-309/1,2)冷却至40℃后分为两股:一股用补充吸收剂泵(P-304/1,2)压送至吸收塔作为补充吸收剂；另一股作为稳定汽油送至脱硫醇装置。稳定塔底重沸器(E-304/1,2)的热源来自分馏塔第二中段循环回流。四、能量回收部分来自再生器的高温烟气首先进入一台多管式三级旋风分离器(D-1),以分离出大部分催化剂细粉,使进入烟气轮机的烟气中催化剂含量降到0.2克/标米3以下,大于10μm的催化剂颗粒基本除去,以保证烟气轮机叶片长期运转。净化后的烟气从第三级旋风分离器（D-1）出来分为两路:一路经高温切断闸阀(阀-9)和高温调节蝶阀(阀-8)轴向进入烟气轮机膨胀作功,驱动主风机(K-101)以回收烟气中的压力能和一部分热能,作功后的烟气经水封罐(D-5)和另一旁路经双动滑阀(阀-4)调节放空，再与经3块降压孔板降压后的烟气汇合后，进入余热锅炉，回收烟气的显热产生中压饱和蒸汽,全装置产生的中压饱和蒸汽（包括外取热器、油浆蒸汽发生器和余热锅炉本身）均在余热锅炉过热,烟气经过余热锅炉温度降至～200℃后排入烟囱。在烟气轮机入口水平管道上的高温切断闸阀(阀-9)的作用是在事故状态下紧急切断进入烟机的烟气，高温调节蝶阀(阀-8)与副线上双动滑阀(阀-4)具有相同功能,即对再生器压力起分程控制作用。正常操作时，阀-8基本上维持全开或一定的开度不动，再生压力由阀-4控制。从三级旋风分离器（D-1）出来的催化剂细粉还夹带有少量的烟气,催化剂细粉及夹带的少量烟气进入第四级旋风分离器(D-2)进一步分离,从四旋底部排出的催化剂细粉连续排入细粉储罐(D-3),细粉储罐上设有压力平衡线,以满足储剂和卸剂时不同的压力要求。烟气自四旋顶部分出,排入降压孔板室后烟道,为了维持整个系统压力,在四旋顶部的放空线上装有临界流速喷嘴(D-4),此喷嘴在接近临界状态下操作。五、自动控制方案（一）、本装置的大部分控制回路采用单回路定值控制和串级控制，由DCS控制系统完成。（二）、反应器内反应床层温度切换与再生滑阀压降组成超弛（低选）控制。正常情况下，再生滑阀由反应床层温度控制；当再生滑阀压降过低时，再生滑阀由再生滑阀压降调节回路控制。（三）、反应器料位与待生滑阀压降组成超弛（低选）控制。正常情况下，待生滑阀由沉降器料位控制，当待生滑阀压降过低时，待生滑阀由待生滑阀压降调节回路控制。（四）、外取热下滑阀与外取热器流化风流量串级控制烧焦罐出口温度。正常情况下，烧焦罐的温度由外取热下滑阀控制，流化风流量单参数控制。当外取热下滑阀开度维持恒定时，烧焦罐温度与流化风流量串级控制。（五）、再生器压力控制（分程控制）再生器压力由烟机入口蝶阀、烟机主旁路双动滑阀分程控制。分程控制如下：1、当烟机处于正常设计负荷或超负荷时，烟机入口蝶阀全开，再生器正常由双动滑阀控制。2、当烟机处于低负荷运行时，双动滑阀全关，靠入口蝶阀控制再生器压力。3、对于调节来说，随着再生器压力调节器的输出信号的增加，烟机入口蝶阀首先打开，当阀开至某一开度时，双动滑阀打开。4、外取热器汽包和余热锅炉汽包液位采用三冲量控制。5、分馏塔人字挡板上温度与油浆上返塔流量串级控制。第二篇岗位操作法第一章反应岗位反应岗是催化裂解装置核心岗位，在操作中要紧紧把握热量、物料、压力三大平衡关系，通过对仪表数据进行分析、判断、掌握设备运行情况及流化工况，及时发现并消除事故起因，防止事故发生。反应岗位的参数虽然较多，但其中的反应温度、反应压力、再生温度、再生压力、主风流量等尤为重要，只要稳定住这些主要控制参数，生产就能平稳。第一节关键变量对操作的影响催化裂解的操作变量很多，在工业装置中，一个操作变量的改变，会对其它多个变量产生影响，一般将众多变量分为独立变量和非独立变量。独立变量一般可通过仪表控制，并且可由操作人员在一定范围内调整，如：进料预热温度、反应温度、汽提和雾化蒸汽量等。随独立变量的改变而改变的变量，称之为非独立变量（如剂油比），如再生温度在蜡油催化无取热设施的方案中，是装置热平衡的结果，是非独立变量。当再生器有取热设施，可对其进行控制时，再生温度为独立变量。催化裂解各变量之间的分类见下表催化裂解装置各变量的分类影响热负荷的独立变量原料预热温度、反应温度、新鲜进料量、回炼油量、蒸汽量、反应料位影响热负荷的非独立变量转化率、生焦率、催化剂循环量影响生焦率或热输出及热负荷的独立变量反应温度、回炼汽油量、汽提和雾化蒸汽量一、反应温度反应温度对反应速度和产品质量都有重大影响，催化裂解反应温度一般比蜡油催化裂化要高25--60℃。（一）、据文献介绍，反应温度每提高10℃，反应速度提高10～20％。（二）、高反应温度可以提高液化气中烯烃产率(C3、C4)。汽油辛烷值提高了，但产率下降。（三）、低反应温度又适逢大回炼比和低活性催化剂，可以显著提高轻油收率。同时因油气中的烯烃随着裂解条件的缓和而减少，所以柴油的十六烷值和汽油的诱导期升高，。（四）、在炼渣油时，如热量过剩，采用低反应温度有利于催化裂解装置维持热平衡，如热量不过剩，则可以提高回炼比。二、反应压力反应压力是独立操作变量，但一般是不能任意改变的，须从装置的压力、设备及各部分情况来综合考虑。反应压力的提高增加了反应物的浓度和反应时间，有利于提高反应速度和转化率。但另一方面生焦率随之上升，进而使催化剂结焦失活，抵消了上述正方向的影响。因而在实际生产中，反应压力对转化率和选择性影响不大，但应该注意到在催化裂解中，用于反应的蒸汽量很大(占原料量的25-30％)，虽然反应压力提高了，但油气分压并不高，这样有利于降低生焦率，提高汽油产率，有利于汽油中和气体中烯烃增加，使汽油辛烷值提高。同时对干气和液化气产率无明显影响。提高反应压力，再生压力也要相应提高。氧分压增加有利于再生。同时对再生烟气和能量回收有利。三、进料预热温度对于提升管反应，反应温度主要通过再生滑阀控制再生催化剂循环量来调节，原料预热温度不是调节反应温度的主要手段。随着各种高效喷嘴的广泛采用，对原料预热温度的要求也越来越低。反应温度、再生温度、原料预热温度相互之间关系密切，在相同反应温度和进料量下原料预热温度提高，催化剂循环量下降，剂油比下降，转化率降低，生焦率降低，气体收率下降，一般而言，原料预热温度增加50℃，再生温度便上升10℃，转化率下降2%，焦炭产率下降5～10％(以原有焦炭产率为基础)。催化裂解焦炭产率高，热量剩余，降低原料预热温度，有利于热平衡，在反应温度不变的情况下，降低原料预热温度，即可提高催化剂循环量和剂油比，但原料预热温度亦有下限，当温度过低，对输送和进料雾化有不良影响，因此，原料预热温度一般不低于150℃。四、回炼比回炼油量＋油浆回炼量回炼比＝─────────────新鲜进料量在一定转化率下，回炼比是单程转化率的反映，随单程转化率的提高而变小。如裂化条件缓和，单程转化率下降，回炼比加大，可使柴油产率增大，汽油产率下降，但总的轻质油收率还是增加。另一方面轻柴质量也变好，其十六烷值增加，凝点下降。回炼比增加最大的负效应是反应、分馏需要的热量增加，能耗变大。同时制约了装置的生产能力，需要以降量作为代价。回炼油和油浆中富含稠环烃难以裂化，如不外甩油浆，生焦率会大大增加，而且油浆的固体含量也难以控制，因此不采用大回炼比操作。而且这样轻油收率不会下降太多，其中汽油量反而增加。五、剂油比催化剂循环量与反应器总进料量之比，叫做剂油比。催化剂循环量剂油比＝─────────总进料量剂油比增大，转化率提高，焦炭产率升高，液化气、汽油产率和汽油辛烷值上升。剂油比是非独立变量，因为反应的温度控制是通过再生滑阀调节催化剂循环量来实现的，一切引起反应温度变化的因素皆会影响剂油比，剂油比最灵敏的调节方法是改变原料预热温度。原料预热温度下降，剂油比上升。对于催化裂解高残炭值、高含氮量的原料，就维持高剂油比，一般应在9～16之间，甚至更高。高剂油比，必有高循环量，在提升管底形成高混合温度，有利于降低原料中残炭转变为焦碳的比例。同时，高剂油比弥补了高温再生所造成的催化剂水热失活，维持了催化剂的高动态活性。高剂油比虽然增加了生焦率，但在催化裂解中表现却利大于弊，所以为了获得高剂油比，应提高反应温度，降低原料预热温度，维持相对低的焦炭差，同时催化剂应具备良好的焦炭选择性。六、再生温度再生器烧焦供热和反应器需要热量之间，在热平衡适应情况下，其结果都反映在再生温度上，再生温度是非独立变量，但增设外取热器后，通过取热在一定范围内控制再生温度，使再生温度变为独立变量，取热器使装置热平衡的调节更加方便、直观，并使催化裂解对原料残炭值的敏感度下降。催化裂解再生技术的发展，主要是尽量降低再生催化剂含碳量和提高烧焦强度，前者是发挥分子筛催化剂高活性的特点，后者是提高再生效率。高再生温度增加焦炭燃烧动力学速度，再生温度在600℃左右时，每提高10℃，烧焦速率可提高约20％。提高再生温度，在反应温度不变的情况下会降低催化剂循环量，延长催化剂在再生器的停留时间，这两个因素皆会导致再生催化剂含碳量的降低。无论是要增加烧焦强度，还是要降低再生剂含碳量，均须提高再生温度。但高再生温度不仅受到设备材质的限制，而且会引起催化剂水热失活，一般再生温度不应超过720℃。七、氧分压烧焦速度与再生烟气中氧分压成正比，氧分压是再生压力与烟气中氧的分子浓度的乘积。提高再生压力，或提高主风量增加烟气中氧的分子浓度，都会提高氧分压。烟气中氧分压对烧焦速度的影响相当明显，氧分压由1%上升到2%，烧焦速度上升18%，对于二段完全再生装置，因二次燃烧的可能性大大降低，为获得高烧焦速度，进入烟道的再生烟气中氧含量一般控制在3～5%。八、催化剂性质（一）、催化裂解催化剂的活性和选择性：对催化裂解的产品分布有特别重要的作用。适时卸出部分催化剂和补充部分新鲜催化剂，维持合适的平衡剂活性，是提高催化裂解装置经济效益的有效手段之一。平衡剂活性在64～71之间，活性每增加1个单位，汽油产率增加0.8％(重)，在活性更高时，活性增加1个单位，液化气增加0.8％(重)，虽然转化率增加，而汽油产率不再增加。采用提高反应温度和增加剂油比等方式提高转化率，与提高平衡剂活性提高转化率相比，前者所得汽油产率增加量比后者要少。在平衡剂活性高到产生过度裂化之前，提高平衡剂活性是提高汽油收率最有效的途径。若平衡剂活性维持在汽油选择性的最高水平，增加催化剂循环量和反应温度，可得到最大的辛烷值。（二）、再生剂含碳量裂化反应主要在沸石分子筛上进行，生成的焦炭主要沉积在沸石分子筛的活性中心上，再生剂含碳量上升，相当于催化剂中沸石分子筛含量减少，转化率下降，汽油产率下降，干气和C3产率，焦炭产率上升，烯烃含量上升，汽油溴价上升。当转化率一定时，则气体和焦碳产率上升。对于分子筛催化剂，再生剂含碳量对催化剂的实际使用活性影响较大，为充分发挥分子筛催化剂的性能，再生定碳应保持在0.2％以下，最好在0.05％以下。（三）、催化剂的重金属污染催化剂的金属污染，主要是由原料附于催化剂上的铁、镍、铜、钒和钠的污染，但对催化剂性质影响较大的重金属污染，主要是指镍和钒的污染。镍在催化反应中起催化脱氢作用，钒的脱氢活性通常认为只有镍的1/4，但它会破坏分子筛的晶格结构，特别是与钠共存时，破坏作用更强。随着平衡剂重金属污染的提高，催化剂活性降低，选择性变差，表现为氢气和焦炭产率增加，汽油产率下降，干气产率上升，产品烯烃度上升。催化剂重金属污染使焦炭中污染焦的比例增大，焦炭产率上升。同时，气体中氢气含量上升，尽管占气体的重量百分比较小，因氢气分子量小，氢含量上升，富气的密度降低，气压机效率下降。污染指数是平衡催化剂污染程度的直接体现，其由平衡催化剂上铁、镍、铜、钒四种金属含量计算得出，计算公式为：污染指数＝0.1(14Ni+4V+Cu+Fe)，一般控制≯8000。在工业装置上直接反映催化剂重金属污染的灵敏指标是催化干气中的H2/CH4或H2/(C1+C2)的摩尔比，污染轻的装置H2/CH4之比为0.2～0.3，但采用渣油为原料的装置，其比例会大于1，甚至达到3。对于催化裂解掺渣后，由于原料复杂，重金属含量更高，催化剂重金属污染是一个必然面临的问题。我国原油中钒含量一般较低，对催化剂的污染，主要是镍污染，有些进口油中钒含量较高。为解决重金属污染问题，一般采用原料预制工艺(如Demex工艺和HDS工艺)；或者采用抗重金属污染催化剂，在催化剂中加入金属捕集剂；或者卸平衡催化剂补充新鲜剂，以降低平衡剂重金属量；或者加注金属钝化剂，锑剂钝化镍，锡剂钝化钒。加注金属钝化剂和适当增加催化剂卸剂量是简单可行的方法。九、原料性质原料油性质是所有操作条件中最重要的条件，选择催化剂牌号，制定生产方案，选择操作条件，都应首先了解原料油性质。生产中我们要求原料性质相对稳定，同时加工几种性质不同的原料时，要在原料罐或管道中调合均匀再进提升管反应器，并要求分析单位预先评价。原料带水会造成装置操作波动，严重时会造成事故。理想的催化裂解原料是H/C比高、CA低、密度小(K值大)，残炭、含水少。催化原料性质一般从以下几个方面来看。（一）、催化裂解对原料性质的要求1、残炭含量为4～5％的常压渣油和掺渣油的重质原料，有的装置也处理过残碳值为7～8％的减压渣油。2、重油原料的相对密度一般要求小于0.92，但对馏程没有要求。3、焦化馏份虽然不属于重油，但含氮量若高于0.3～0.4％，也成为一个限制指标。（二）、馏程和密度馏程一般指恩氏蒸馏，即油品从初馏点到干点之间的温度范围。密度是指油品在20℃时单位体积的质量，它们可辨别原料的轻重和沸点范围的宽窄。一般来说，沸点高的原料容易裂化，但沸点高到一定程度会因在催化剂表面吸附快、扩散慢、汽化不好，积炭快而难以裂化，更易缩合成焦炭。在同一沸点范围内，密度越大，反映了其组成中烷烃含量越低，则相对难以裂化。（三）、特性因数Ｋ特性因数是一种说明催化裂化原料石蜡烃含量的指标，烷烃K值约13，环烷烃约11.5，芳烃约10.5。K值大，原料的石蜡烃含量高。大多数催化裂化原料的K值约在11.5～12.5，我国催化裂化原料的K值一般大于12。特性因数的高低可说明原料的裂化性能和生焦倾向。K值高，焦炭产率下降，汽油产率上升。一般说来，K值每上升0.1，转化率上升1～1.5％(重)；转化率相同时，K值每增加0.1，汽油产率可增加0.6～0.7％。（四）、烃类族组成烃类的族组成通常以饱和烃(烷烃、环烷烃)、芳烃胶质和沥青质的含量来表示。它是决定催化原料性质的一项最本质、最基础的数据。原料的族组成随原料来源的不同而不同。石蜡基原料容易裂化，汽油及焦炭产率较低，气体产率较高；环烷基原料最易裂化，汽油产率高，辛烷值高，气体产率较低；芳香基原料难裂化，汽油产率低而生焦多。对于重油催化，原料中多环芳烃、胶质、沥青质含量较大，裂化难度相应增加，生焦率增大。（五）、残炭康氏残炭或兰氏残炭是实验室破坏蒸馏(油样在不充足的空气中燃烧)剩留的残炭。是用来衡量催化裂化原料焦炭生成倾向的一种特性指标。原料油的残炭值是衡量原料性质的主要指标之一。它与原料的组成、馏分宽窄及胶质、沥青质的含量等因素有关。常规催化裂化原料中的残炭值较低，一般在0.1～0.3％。而重油催化裂化是在原料中掺入部分减压渣油或常压渣油，随原料变重，胶质、沥青质含量增加，残炭值增加。催化裂解油浆和回炼油中含有一定量的五环芳烃和胶质，芳烃环数也较大，其残炭值也较大。故对回炼油进行芳烃抽提，是降低混合原料残炭和生焦的一种好方法。减压渣油五环芳烃胶质和沥青质含量较多，芳烃环数较多，其残炭值也较高，所以，随着掺炼减压渣油的比例上升，其残炭值迅速上升，焦炭产率成倍增加，装置热量过剩，必须有取热设施以维持热平衡。第二节正常操作法一、反应温度反应温度是反应深度的标志。提高反应温度，可以使反应转化率提高，反应速度加快，产品分布改变。因此反应温度是一项重要的主控参数。正常生产中，反应温度由TIC-1101A或TIC-1101B控制再生滑阀开度进行调节。（一）、主要影响因素：1、催化剂循环量下降，反应温度下降；2、原料预热温度下降，反应温度下降3、再生器密相床层温度下降，反应温度下降；4、提升管反应器总进料量上升，反应温度下降；5、原料油带水，反应压力迅速上升，反应温度迅速下降；6、提升管注汽量上升，反应温度下降；7、回炼汽油量增加，反应温度下降；8、滑阀失灵对反应温度会产生巨大程度的影响。（二）、调节方法：1、正常生产时，反应温度由TIC-11O1A或TIC-1101B自动控制再生滑阀开度，改变催化剂循环量，从而调节反应温度；2、在再生滑阀调节余地小时，提高原料与油浆换热后温度，来控制反应温度；3、若再生器温度较低，可用适当的方法首先提高再生温度，使反应温度上升；4、在某些情况下，征得工艺组及调度同意后，可适当调整进料量或进料组成，以调整反应温度；5、减少提升管注汽量，可提高反应温度；6、减少提升管汽油回炼量，可提反应高温度；7、若滑阀失灵，应及时联系仪表工处理，同时将该滑阀改为手动。二、反应压力反应压力是维持两器之间催化剂正常循环的关键参数，只有反应压力平稳，才能使催化剂循环正常，使操作温度平稳。除此之外，反应压力还会影响反应物的转化率和产品的分布，反应压力上升、转化率上升，因此反应压力是一项重要的主控参数。正常情况下，反应压力由气压机转速控制。（一）、主要影响因素：1、反应深度下降，反应压力下降；2、气压机转速上升，反应压力下降；3、反飞动量减小，反应压力下降；4、进料量减小，反应压力下降；5、稳定汽油回炼量减少，反应压力下降；6、气压机入口放火炬量增加，反应压力下降；7、总注汽量（预提升蒸汽、进料雾化蒸汽、汽提蒸汽等提升管中部注汽）减小，反应压力下降；8、分馏系统压降减小，反应压力下降；9、原料带水，反应压力迅速上升；10、分馏塔顶冷回流带水，反应压力迅速上升；11、分馏塔顶油气前冷却器（E-203）的入口电动阀开度变大，反应压力下降（开、停工过程中使用）；12、C-201、D-201、D-202液位过高，则反应压力上升；13、E-204/1-5冷后温度上升，则反应压力上升；14、仪表故障会对反应压力产生不同程度的影响。（二）、调节方法1、正常情况下，反应压力由气压机转速自动控制，若气压机负荷过低，应启用气压机反飞动调整气压机负荷，控制好反应压力；2、反应深度过大，气压机没有调节余地时，可降反应深度来降低反应压力；3、在进料量过大，导致反应压力上升时，可以联系调度及工艺组适当降量；4、原料油带水时，应及时降低处理量，维持进料平稳，同时联系调度予以处理；5、可以适当增加提升管中部注汽量，提高反应压力；6、若分馏塔顶回流带水，可联系分馏岗位及时处理；7、反应压力急剧上升无法控制时，应迅速打开气压机入口放火炬阀；8、若C-201、D-201、D-202液位过高，则应及时降低其液位；9、E-204/1-5冷后温度过高应及时调节塔顶冷却负荷；10、仪表故障，应及时联系仪表维护人员予以处理。三、反应器床层藏量反应器床层藏量是催化裂解反应过程中的一个重要参数。藏量大，反应器床层空速小，反应时间长，二次反应增加，转化率上升，产品分布也随之变化。本装置中，反应器床层藏量由床层料位LIC-1101A或LIC-1101B自动控制待生滑阀开度来调节。（一）、影响因素1、待生滑阀开度增大，反应器床层藏量下降；2、再生滑阀开度减小，反应器床层藏量下降；3、两器正差压增大，反应藏量下降；4、催化剂流化状况不佳，（如架桥、噎噻）会引起反应器藏量大幅度变化；5、滑阀出现故障，会对反应器藏量产生影响。（二）、调节方法1、正常情况下，由LIC-1101A或LIC-1101B调节待生滑阀开度自动控制反应器料位来调节反应器藏量，待生滑阀关小，反应器藏量增加；2、适当调整反应器压力，增加两器差压，使反应器床层藏量上升；3、流化异常时，应积极采取措施，包括适当调节松动点个数，松动介质流量，尽快恢复正常操作；4、若系统中催化剂藏量不足时，应及时启用大型或小型催化剂加料系统，向再生器中加料，适当地向系统中补充催化剂，使反应器床层藏量上升；5、滑阀失灵，应立即将滑阀改为手动控制位置，联系仪表或钳工人员处理。四、再生器压力再生压力主要受反应压力和主风机出口压力制约，再生器压力是再生器中气体O2分压及两器差压的重要影响因素；（一）、影响因素：1、烟机入口蝶阀开度减小，压力上升；2、双动滑阀开度减小，压力上升；3、主风量上升，压力上升；4、三旋入口喷水、喷汽量增加，压力上升。5、外取热风量的变化。6、外取热管泄漏。（二）、调节方法：1、正常状态下，再生器压力由烟机入口蝶阀和双动滑阀分程控制，先由烟机入口蝶阀调节，当入口蝶阀开至一合适位置时，由双动滑阀控制再生器压力。2、若双动滑阀失灵，应及时将其改为手动位置，并联系仪表处理，处理方法：双动滑阀只一组卡死时，可将该组滑阀摇到正常位置后锁定,利用好的一组来调节;若二组均卡死,再生压力不断上升，应迅速降低主风量来降低再生压力，注意同时降低反应进料量。若再生压力不断下降，应适当降低反应压力，维持两器压力平衡，防止催化剂倒流，并联系处理。3、根据烟气中O2含量调节主风量。4、控制好再生温度尽量不喷水。5、停用泄漏的取热管五、两器差压两器差压在催化裂解操作中不作为主控参数，但由于两器差压的变化，影响了催化剂循环量等因素，并且两器差压的稳定，对正常的流化及防止催化剂倒流，油气互窜，有着极为重要的作用，故在生产中必须予以高度重视，作为操作人员应时刻关注差压变化，维持两器压力平稳。本装置规定反应压力高于再生压力为正差压。（一）、影响因素：1、再生压力高，两器差压增大；2、影响反应压力的因素，都将对两器差压产生影响；3、双动滑阀开度影响两器差压。（二）、调节方法1、当反应压力变化时，可以通过控制反应压力的手段来维持差压在正常范围内；2、当再生压力变化时，可以通过控制再生压力的手段来维持差压在正常范围内；3、若仪表失灵，应及时联系仪表处理，同时密切关注两器的压力变化，维持生产平稳。六、烧焦罐出口温度（一）、影响因素：1、总生焦量增加，则烧焦罐出口温度上升；2、汽提效率变差，烧焦罐出口温度上升；3、外取热器循环量大，烧焦罐出口温度下降；4、循环滑阀开度变大，烧焦罐出口温度上升。5、烧焦罐藏量增加，烧焦罐出口温度升。6、原料变重，则烧焦罐出口温度上升。7、油浆回炼量增加，则烧焦罐温度增加。8、主风量的变化；9、喷燃烧油量的大小；（二）、调节方法1、外取热下滑阀开度增大烧焦罐温度下降。2、外取热流化风增加烧焦温度下降。3、循环斜管催化剂流量增加烧焦罐温度上升。4、若供氧大于需氧的情况下，主风量大则烧焦罐温度下降，反之则上升。七、再生剂含碳量再生剂含碳量对反应的影响很大，再生剂含碳量增加，反应转化率下降。气体烯烃度上升，汽、柴油的稳定性下降。（一）、影响因素：1、主风量增加烟气中氧含量上升，再生剂含碳量下降；2、烧焦罐底部温度升高，烧焦速度快，再生剂含碳量下降；3、再生器密相温度上升，再生剂含碳量下降；4、催化剂循环量下降或再生藏量上升，再生剂含碳量下降；5、反应器汽提蒸汽增加，再生剂含碳量下降；6、反应器进料变重，油浆回炼量大，焦炭生成量增加，再生剂含碳量上升；7、再生器流化状况不良，再生剂含碳量上升；8、CO助燃剂的使用，可以降低再生剂含碳量。9、烧焦罐和密相床藏量上升，则再生剂含碳量下降。（二）、调节方法1、增加主风流量，提高烟气中氧含量，降低再生剂含碳量；2、开大循环滑阀开度，提高烧焦罐底部起燃温度，加速焦炭燃烧，降低再生剂含碳量；3、若上述措施仍不能使再生剂含碳量下降，应降低油浆回炼量、进料量，减少生焦，使再生剂含碳量下降；4、加入CO助燃剂，降低再生剂含碳量；5、提高汽提蒸汽流量，减少生焦量，降低再生剂含碳量；6、若再生器喷入的燃烧油量较大，可适当降低其流量；7、采取措施，改善再生器流化效果，提高烧焦效果，降低再生剂含碳量；8、适当增加密相床层催化剂藏量。八、烟气氧含量再生烟气中的氧含量是判断主风充足与否的一个重要标志。由于本装置是完全再生，故烟气中的氧含量不宜过低，否则容易发生“碳堆积”，威胁装置的安全生产。烟气氧含量主要由主风流量来调节。（一）、影响因素：1、主风流量降低，烟气氧含量下降；2、进料变重、进料量增加，烟气氧含量下降；3、增加回炼量，烟气氧含量下降；4、汽提蒸汽量小，烟气氧含量下降。（二）、调节方法：1、正常生产时，由主风总流量来调节，增大主风总流量，烟气氧含量上升；2、降低反应进料量，减少回炼量，氧含量上升；3、提高汽提效果，则烟气氧含量上升。九、生器密相床层温度再生器密相床层温度是两器热平衡的结果，当热量过剩时，温度便上升，直至在更高温度下达到平衡，反之，则在一个较低温度下达到平衡。因此，再生器密相温度可以说是一个温度计，它体现了反应、再生系统热量平衡状况。（一）、影响因素1、反应深度加大，再生温度上升；2、进料温度上升，再生温度上升；3、待生滑阀开度增加，再生温度上升；4、汽提蒸汽流量下降，再生温度上升；5、回炼量上升，或原料性质变重，均使再生温度上升；6、补充CO助燃剂，再生温度上升；7、在主风量过大时，主风总量减少，再生温度上升；8、生焦量不变时降低催化剂循环量，再生温度上升。9、烧焦罐烧焦负荷减少，则再生密相温度上升。10、烧焦罐出口温度上升，则再生密相温度上升。（二）、调节方法1、降低进料温度，可使再生温度降低；2、减小回炼量，增大油浆外甩量，或减少掺渣量，可使再生温度下降；3、若反应深度较高，再生器温度较高，可以适当降低反应温度或床层料位，可使再生温度降低；4、在稀、密相温差较大时，可以向再生器中补入CO助燃剂，促使CO完全在密相燃烧，提高床层温度；5、适当增大汽提蒸汽量，降低再生温度；6、联系调度室，将原料性质调轻，可以降低再生温度；7、再生温度过低，适当喷燃烧油，提高再生温度。十、原料预热温度提高原料预热温度，可为催化裂解反应提供一部分热量。原料预热温度的高低，不仅影响反应温度，再生温度，剂油比，还会影响进料喷嘴的雾化效果和产品的分布，进料温度高，油品粘度小，雾化效果好，因此是一个重要的主调参数。正常情况下，控制原料油与油浆换热量，来改变原料预热温度。（一）、影响因素1、循环油浆温度和循环量上升，原料预热温度上升；2、通过调节原料入E-201的量，使原料预热温度上升；3、原料油流量减小，原料预热温度上升；4、回炼比增大，原料预热温度上升；（二）、调节方法1、正常生产时，循环油浆温度和循环量上升，原料预热温度上升。2、通过调节原料入E-201的量，使原料预热温度上升。3、原料油流量减小，原料预热温度上升；4、必要时可联系调度提高进装置的渣油温度。5、降低回炼比，则原料预热温度下降。十一、平衡剂活性催化剂在装置中反复循环使用，新鲜催化剂活性较高，在经过一定时间后，催化剂的活性下降，粒径分布均匀，呈平衡状态，称为“平衡剂”，平衡剂活性对转化率和产品分布有重大影响，是催化装置控制的主要指标之一，一般用补充新鲜催化剂量和注钝化剂来控制平衡剂活性。（一）、影响因素1、原料重，其重金属（Fe、Ni、Cμ、V、Na）及碱性氮含量高，会使催化剂活性降低；2、再生温度高，反应注汽量大，会加速催化剂水热失活，活性降低；3、再生剂含碳量增加，活性降低；4、向系统中补入催化剂量减少，活性降低。（二）、调节方法1、一般情况下，用小型加料向烧焦罐补充一定量的新鲜催化剂，以平衡催化剂的损失，维持一定的催化剂藏量和一定的平衡剂活性；2、特殊情况下（如平衡剂活性过低、污染严重），需要从再生器中卸出一定量的平衡剂，同时补充新鲜催化剂，提高平衡剂活性；3、适当注入钝化剂量，减缓重金属污染，维持平衡剂活性；4、杜绝再生器超温，以防止催化剂热失活；5、尽可能地减少再生器中的水蒸汽量，减少催化剂的水热失活；6、强化操作，提高烧焦效果，降低再生剂含碳量，提高再生催化剂活性。十二、再生器密相床层藏量密相藏量是催化裂解装置再生系统一个重要控制参数，其藏量过高会造成旋分器入口浓度上升催化剂损耗增加，藏量过低，易造成油气互窜引起爆炸事故。（一）、影响因素1、再生催化剂循环量变化；2、循环滑阀开度变化；3、外取热下滑阀开度变化；4、烧焦罐及密相风量变化；5、两器差压变化；（二）、调节方法1、再生滑阀开度增大，则密相藏量下降；2、循环滑阀开度增大，则密相藏量下降；3、外取热下滑阀开度增大，则密相藏量下降；4、烧焦罐风量增大，则密相藏量增加；5、两器正差压增加，则密相藏量增加。十三、喷嘴使用注意事项：1、两器烘干阶段为保护喷嘴可通过限流孔板吹入雾化蒸汽进行冷却。2、反应喷油前先将雾化蒸汽量提到上限。3、进油管压力达到0.40Mpa（g）以上时，并保持喷嘴开度对称。4、反应切断进料后，原料油管线须吹扫干净，当催化剂卸尽后方可关闭雾化蒸汽。十四、脱气罐的使用方法1、试催化剂的流动状况及时调整蒸汽量，如催化剂含烟气量大，及时加大蒸汽量。2、如催化剂流化质量不好，及时加大蒸汽量。第三节非正常操作一、反应温度大幅度波动（一）、现象TIC-1101A、TIC-1101B显示的反应温度大幅度变化。（二）、原因1、总进料量发生大幅度变化，造成反应温度大幅度波动；2、两器流化不佳或压力大幅度波动，催化剂循环量大幅度变化，造成反应温度波动；3、原料油带水，或轻组分过多，造成反应温度急剧下降；4、进料温度大幅度变化，引起反应温度波动；5、再生温度大幅度波动，引起反应温度波动；6、仪表故障。（三）、处理方法：1、分析进料波动原因，做相应调整，消除波动因素；2、当主风、差压、汽提蒸汽、中部注汽等变化时，应迅速调整，消除波动原因，维持两器藏量、压力的平稳；3、判断为原料油带水时，按原料油带水操作要求来进行调整；4、调整E-201原料油换热量，并联系分馏岗位保持平稳；5、适当调整主风总量及各段主风、流化风的分配，改善再生器及脱气罐流化状况；6、在反应温度持续下降时，除相应提反应温度外，还可视情况进行适当降量处理；7、再生温度波动大，分析原因，消除波动因素；8、仪表故障时，应及时联系仪表工处理。二、反应压力大幅度变化（一）、现象反应压力出现大幅度变化。（二）、原因1、原料带水，引起反应压力大幅度上升；2、气压机转速波动，或反飞动量不稳，反应压力大幅度变化；3、提升管中部注汽量FIC-1102.FIC-1103失控，造成注汽量过大，反应压力大幅度上升；气压机入口放火炬阀打开，反应压力下降；4、进料量波动，反应压力大幅度波动；5、C-201底液面、或D-201、D-202液面过高，引起油气憋压，造成反应压力大幅度升高；6、分馏塔顶部温度过低，造成顶部水汽冷凝，引起内回流带水，造成分馏塔压力迅速升高，反应压力随之升高；7、反应温度大幅度上升，反应压力大幅度上升；8、仪表故障（三）、处理方法1、若原料带水，联系调度通知油品罐区处理；2、若气压机转速波动过大，应设法稳定气压机运行，若反应压力下降太快，可以提高反飞动量，反之应启用气压机入口放火炬，调整反应压力；3、若蒸汽压力波动，应及时联系调度予以处理，4、调整反应进料量，反应深度等，恢复反应压力平稳；5、若因分馏、稳定操作波动，引起反应压力上升，应及时联系有关岗位配合处理；6、若仪表失控，并联系仪表处理；7、处理时，应密切注意两器的差压，及主风出口压力、脱气罐料位，防止发生油气倒窜事故。三、反应器进料量大幅度变化（一）、现象反应器进料FIC-1104A，B集合管压力发生大幅度变化。（二）、原因1、原料油泵或回炼油泵出现故障；2、原料油流量自控表FIC-1104A，B仪表故障；3、D-203、D-204液位过低，造成泵抽空；4、原料油带水或过轻，反应进料大幅度波动。5、回炼油流量调节阀FIC-1201故障（三）、处理方法1、发现进料波动，及时查清是哪路进料波动，针对具体原因，加以调整。2、若进装置渣油量大幅度波动，应及时汇报调度，同时相应调整操作，保持D-203、D-204一定的液位，维持生产平稳；3、原料带水或过轻，及时联系调度，进行原料换罐，进料量波动时可以降低进料量。4、调节阀故障及时走付线，联系仪表处理四、原料带水（一）、现象1、若四路进料FI-1131A-C、FI-1131B-D变化大；2、原料预热温度迅速下降，反应压力升高；3、反应温度急剧下降，同时反应压力迅速上升；4、严重时，反应进料泵抽空。（二）、原因罐区来的原料油中含有较多的水份。（三）、处理方法1、联系调度通知罐区加强脱水，在情况严重时，应立即换罐；2、在操作上适当降低原料预热温度，提高催化剂循环量，降低原料油流量，防止反应温度降得太快，导致催化剂带油；3、在操作中可适当提高主风量，防止烟气氧含量回零，并注入CO助燃剂，以防止二次燃烧；4、在原料油带水消除后，恢复操作时，首先调节原料油预热温度及催化剂循环量，防止反应温度快速上升。待操作条件平稳后，再恢复总进料量。五、反应器藏量大幅度波动（一）、现象床层料位LIC-1101A，B大幅度变化。（二）、原因1、反应压力、再生压力大幅度波动，致使两器差压大幅度变化，导致反应器藏量波动；2、松动风或松动蒸汽压力突然下降，造成斜管输送不畅；3、催化剂发生架桥或噎噻；4、仪表或滑阀失灵。（三）、处理方法1、视反—