催化裂化操作规程

1、*分公司企业标准催化裂化装置操作规程 09 002-2008 (a/0)0 目的 为确保催化裂化装置实现安、稳、长、满、优运行,按照规定的要求生产合格产品、半成品和中间产品，制定本标准。1 范围 本标准规定了催化裂化装置工艺原理与流程、正常操作法、特殊情况处理、开停工方法和步骤、安全和环保要求等内容。本标准适用于催化裂化装置的工艺操作。2 规范性引用文件下列文件中的条款通过本标准的引用而成为本标准的条款。凡是注日期的引用文件，其随后所有的修改单（不包括勘误的内容）或修订版均不适用于本标准，然而，鼓励根据本标准达成协议的各方研究是否可使用这些文件的最新版本。凡是不注日期的引用文件，其最新版本适用

2、于本标准。3 术语、缩略语和定义3.1 mip-cgp工艺 maximizing iso-paraffins-cleaner gasline and proylene3.2 完全再生和常规再生 完全再生：再生器内主风量富裕，烧焦后氧含量大于1%，烟气中co含量基本为零，烧焦强度较高，耗风指标高。 常规再生：再生器内主风量不富裕，烧焦后氧含量小于0.5%，由于焦碳燃烧不完全，产生大量co，co需要在后续的co锅炉中燃烧以回收其燃烧热能，这种再生方法叫常规再生（不完全再生），再生器内烧焦强度相对较低，耗风指标低。4 职责和权限4.1 炼油一部工艺技术组和设备组负责本标准的编制、修订工作，组织岗位操

3、作人员贯彻执行，并对日常执行情况进行监督、检查和考核。4.2 生产管理部按照规定的检查频次，对车间执行本标准情况进行监督、检查和考核。5 装置简介5.1 概述渣油催化裂化装置98年10月大检修期间发现再生器十几道环焊缝出现不同程度的裂纹，已严重影响到装置的安全生产。基于安全生产的要求，对本装置分两步进行改造：第一步在原装置不停工的情况下，异地更换两器和分馏塔等部分设备，更新部分的设备可满足60100104t/a处理量的要求：第二步在第一步改造的基础上，对烟气能量回收机组部分、富气压缩机部分、余热锅炉部分、产汽系统、分馏、吸收稳定部分等进行全面改造，使催化装置最终达到120104t/a的重油加工

4、能力。本装置是*分公司的核心装置，为了按新的国家清洁燃料的标准生产出合格的汽油产品，2004年5月对装置利用中国石油科学研究院的mip工艺方案，由洛阳石油化工工程公司设计对装置进行了技术改造，装置改造后催化汽油可以达到国家清洁燃料的标准，同时适度的提高了装置的液化气产率，达到增产丙烯的目的。2007年6月进行了140万吨/年适应性改造，t1201、t1301、t1302、t1304更换了新型ctst塔盘；液化气增加了冷却器等。5.1.1 装置加工能力 设计处理量：120104t/a。加工能力的适应范围：60%-140%。5.1.2 年开工时数 年开工按8400小时考虑。设计按运转周期3年考虑。

5、5.1.3 原料油 设计原料为胜利、阿曼、马来的减压蜡油、减渣和焦化蜡油的混合原料。5.1.4 产品方案 以生产高标号汽油为主。优选催化剂和优化的工程技术、使干气产率4.0。汽油：ron92.5，烯烃含量24（v）（荧光法）。液化石油气最大产率19.4。其中丙烯6.4。5.1.5 催化剂及助剂 采用重油裂解能力强、抗氮能力强及生产高辛烷值汽油的复合型超稳分子筛催化剂，同时使用金属钝化剂、co助燃剂及油浆阻垢剂。5.1.6 装置主要技术特点 采用洛阳石化工程公司的同轴型式催化裂化技术。反应部分采用了石油化工科学研究院开发的mip工艺，根据mip工艺特点结合原料性质及产品方案的要求，为满足清洁燃料

6、的生产和最大限度的提高液化石油气和丙烯产率的目的，本装置的工艺、工程技术和催化剂的选择有以下特点：1. 用复合分子筛催化剂及多重助剂为满足原料变化范围较大及多产高辛烷值、低烯烃含量汽油和液化石油气的要求，设计考虑采用生产高辛烷值、低烯烃汽油、重油裂化能力强的复合分子筛催化剂或mip多产丙烯的专用催化剂。2. 应工艺技术方案根据mip工艺的要求，并结合本装置的具体特点，为进一步改善产品分步，提高汽油、液化石油气产率，降低干气及焦碳产率，在提升管反应器设计中采用下一系列措施。（1）、反应一区的反应操作条件，实现高温、大剂油比、短反应时间的操作，最大限度的提高反应一区的轻油和液化石油气产率。反应一区

7、出口温度515，剂油比6.6（对反应总进料），反应时间1.3秒。（2）、反应二区的入口采用洛阳石化工程公司新开发的专利成套技术新型的循环待生催化剂分配器；对反应二区的出入口和操作线速进行优化，使反应二区的空速可灵活调节，以达到有效降低催化汽油中烯烃含量的目的。（3）、采用高效雾化喷嘴，并采用较高的原料预热温度（200）以降低原料进喷嘴的粘度，确保原料的雾化效果及油剂接触效果。（4）、反应一区采用分层进料技术：在反应一区适宜的部分分层布置进料喷嘴，不仅可根据混合进料的不同裂化性能采取不同的反应条件，而且可根据处理量的变化和全厂对催化产品质量、收率的要求来灵活控制反应时间、调整生产方案。（5）、反

8、应二区入口设急冷油设施，控制反应二区出口温度。（6）、设置预提升段。使催化剂与油滴接触前，以接近活塞流的形式向上运动，为催化剂和油滴均匀接触创造条件。提升介质为自产或脱硫后干气，以减轻催化剂水热失活并降低蒸汽消耗。（7）、提升管出口快分采用粗旋。为使油气与催化剂迅速分理，减少过裂化反应，在提升管出口设置效率较高的粗旋，并将粗旋升气管延伸至沉降器旋风分离器入口处，减少反应油气反应后的停留时间，减少热裂化反应。采取上述措施使得催化剂在从进入提升段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

9、汽化、反应的目的。对反应二区的优化设计，使反应二区空速可灵活调节，以达到对催化汽油中烯烃含量的要求。粗旋升气管与单级旋分对口软连接技术可以减少过渡裂化及热裂化反应，使反应油气在高温区的停留时间缩短。加之完善的汽提设施，从而达到提高轻质油收率，降低干气、焦碳产率之目的。 （8）、采用高效汽提技术 提高汽提效果对降低再生器烧焦负荷和减轻催化剂水热失活有很大好处。本设计对汽提段挡板进行特殊设计，以改善汽提蒸汽与待生催化剂的接触，提高汽提效果，降低蒸汽用量，同时设计采用较长的催化剂停留时间也有助于降低焦炭产率。3. 再生部分工艺技术特点 再生部分工艺方案主要以降低再生催化剂定碳、使超稳分子筛催化剂性能

10、得以充分发挥为原则，同时尽量避免采用过于苛刻的再生条件，以保护催化剂活性。 本装置采用的再生工艺方案为单段完全再生方案。为了达到在合理的再生条件下尽量降低再生剂含碳量的目的，装置设计考虑了影响烧焦强度的多项因素，采取各种手段，将再生剂定碳控制在0.1%（w）以下。（1）、采用加co助燃剂的完全再生方案和装置满负荷下的贫氧再生技术 加co助燃剂的完全再生方案，可以提高烧焦效率使再生剂含炭量明显降低。烟气后续部分增设了co焚烧炉，可以满足装置的处理能力提高的需要。（2）、采用适宜的再生温度该方案在考虑高温对催化剂活性影响的前提下，采用适宜的再生温度，尽量提高烧焦强度，设计的再生温度为690。（3）

11、、采用单段逆流再生 在待生套筒出口配置特殊型式的待生催化剂分配器，使待生剂比较均匀的分布于再生器密相床上部，然后向下流动与主风形成气固逆流接触烧焦。由于待生催化剂进入密相床层上部向下流动，焦炭中大部分氢可在床层顶部烧掉，烧氢生成的水随烟气带走，因而可降低密相床水蒸汽分压，从而抑制催化剂的水热失活。（4）、采用较高的密相线速 采用0.94m/s密相床层线速，以提高氧传递速度而达到提高烧焦强度的目的。（5）、采用高床层再生 采用8m的密相床高，较高的再生密相床高度不仅可提高气固的单程接触时间，而且有利于co在密相床中燃烧。（6）、采用改进的主风分布系统及主风分布管 为保证主风分配均匀、改善流化质量

12、，在主风进入再生器方式及主风分布管的结构上均采取许多改进措施。4. 采用同轴式两器结构 两器采用沉降器在上，再生器在下的同轴式结构，该两器型式结构简单、操作控制灵活方便、两器差压适用范围大、抗事故干扰尤其是抗催化剂倒流能力强，同时还具备设备紧凑、占地面积少等优点。5. 再生器取热采用内、外结合取热方式 本装置由于生焦率较高且为一段完全再生，故再生热量过剩较大，根据投资、调节灵活性以及对再生的影响等方面的综合考虑，装置取热系统采用内、外结合的取热方式。6. 机组方案 设计机组配置方案如下：（1）、主风机组采用三机组配置，利用高温烟气和电机带动2700nm3/min轴流式主风机给再生器供风。另外，

13、设置2台的离心风机并联作为备用主风机，供风能力分别为1050 nm3/min，1350 nm3/min。（2）、增压机 增压机为外取热器提供提升风和流化风以及为待生套筒提供流化风，采用离心式压缩机+电机配置，一开一备。（3）、气压机组 采用505 nm3/min气压机，用背压式汽轮机驱动。7. 采用co焚烧炉+余热锅炉的灵活方案考虑到今后再生器烧焦能力的弹性，余热回收系统采用co焚烧炉+余热锅炉的设计方案。完全再生时，再生烟气的温度偏低且不含co，根据中压蒸汽系统运行实际情况，可以通过co焚烧炉补燃来提高再生烟气的温度，将自产中压蒸汽过热至450。对再生烧焦量提高后不完全再生的方案（烧焦量14

14、t/h），只需对余热锅炉稍加改造就可满足该工况的要求。这种较灵活的设计方案可保证余热锅炉在一个较稳定的工况下长期稳定运行。8. 采用多项新技术 为提高装置最终改造后的总体技术水平，本次设计中采用了多项新技术、新设备、新材料。（1）、原料、回炼油、焦化蜡油雾化均采用skh-4型（中科院力学所）高效喷嘴。该喷嘴具有雾化效果好、焦炭产率低、轻质油收率高、操作平稳等特点，可以充分满足工艺过程的要求。（2）、再生器、沉降器采用高效pv型旋风分离器。 为维持反再系统平稳操作，减少催化剂自然跑损，装置反再系统中旋风分离器采用分离效率高的pv型旋风分离器。（3）、外取热器采用新型的气控外循环式取热器和自然循环

15、内取热器 气控外循环式取热器是洛阳石化工程公司的专利技术，具有结构简单、操作方便、调节灵活等特点。其取热管采用肋片管，具有传热系数高、设备结构紧凑、抗事故能力强等优点、外取热和内取热水系统采用自然循环方式，节省动力，运行可靠。（4）、部分机泵配置变频电机 变频调速技术是一种成熟可靠、有效的节能降耗手段，本装置部分机泵采用变频调速技术。（5）、有针对性地采用新型冷换设备 分馏塔顶油气冷凝系统的压降大小直接影响到气压机能否满足处理量的要求。在分馏塔顶油气热水换热器e1201/a-f的同时，采用一个台位（6台并联）的高效表面蒸发式空冷器，2004年装置大修新增一台热水换热器和一台高效表面蒸发式空冷器

16、，顶循增加一台冷却器，以达到在保证冷后温度的前提下，尽量减小分顶冷凝冷却系统压降。（6）、单动滑阀及塞阀均采用电液执行机构和冷壁式阀体结构。（7）、使用金属钝化剂。 金属钝化剂不仅要对金属镍具有较强的钝化作用外，还要有很强的钝化金属钒的能力，同时对金属钠也有一定的抑制作用。（8）、采用高性能新型油浆阻垢剂。5.2 工艺原理与流程一、反应再生部分150的热蜡油、150的焦化蜡油进料分别由常压装置和焦化装置用泵送进装置，焦化蜡油进入装置内焦化蜡油罐（v1201a）后转入热蜡罐，热蜡油进装置内热蜡油罐（v1201b）。考虑开工和常压装置事故状态时，催化装置维持正常生产的需要，设冷蜡油由罐区直接进装置

17、的备用线。冷蜡油进装置后经原料油泵（p1201a、b）增压后与由热蜡油泵(p1212a、b)来的热蜡油（含焦蜡），焦化蜡油进入热蜡罐从而焦蜡泵(p1213a、b)停掉。经混合器（m|1201）混合后的原料经油浆原料换热器（e1209a,b）换热后与分馏二中及回炼油泵（p1208a,b）来的回炼油和自常压装置来的350热渣油经混合器（m|1202）混合后，分六路经原料油雾化喷嘴进入提升管反应器（r1101a）的第一反应区，与高温催化剂接触完成原料的升温、汽化及裂化反应，反应温度495515；反应一区出口的反应油气和催化剂经第二反应区入口分布器进入扩径的第二反应区，与由沉降器来的待生循环剂混合进行

18、氢转移、异构化等反应，反应二区出口温度475505；反应二区的反应油气和催化剂进入提升管反应器的输送段，提升管反应器出口的反应油气与催化剂经沉降器2组粗旋迅速分离并进入沉降器（r1101）。进入沉降器的反应油气经4组单级旋分分离器除去携带的催化剂细粉后，通过集气室和大油气管线至分馏塔（t1201）。在沉降器内设2个待生催化剂溢流斗，粗旋料腿出来的催化剂进入溢流斗内，其中1个斗作为待生催化剂循环抽出斗，循环待生催化剂由此斗抽出，经待生催化剂外循环管和滑阀、分布器进入提升管第二反应区下部。除循环待生催化剂外，其余待生催化剂由两个斗溢流进入沉降器（r1101）的汽提段，在此与蒸汽逆流接触以置换催化剂

19、所携带的油气。汽提后的催化剂沿待生立管下流经待生塞阀和待生催化剂分布器进入再生器的密相床上部，在690左右的再生温度、富氧及co助燃剂的条件下进行逆流完全再生。烧焦过程中产生的过剩热量由外取热器和内取热器取走，外取热器是由再生器密相床引出部分催化剂，经由外取热器入口管进入外取热器壳体中，在增压风的流化作用下，呈密相向下流动，在流经肋片管束降温的同时发生3.5mpa级蒸汽。冷却后的催化剂在提升风的作用下由外取热器提升管返回再生器密相床层中。经再生器再生后的再生催化剂通过再生器下部的淹流口、再生斜管及再生单动滑阀进入提升管反应器底部。在蒸汽（或干气）的提升下，完成催化剂的加速过程，并形成活塞流向上

20、流动，然后与雾化原料接触。 再生器烧焦所需的主风由轴流式主风机提供，主风进入再生器作为烧焦用风，增压机（b1103）的增压风作为外取热器的流化风、提升风及待生套筒流化风。 再生器产生的烟气经九组两级旋风分离器分离催化剂后，再经三级旋风分离器（cy1104）进一步分离催化剂进入烟气轮机（be1101）膨胀作功驱动主风机（b1101）。从烟气轮机出来的烟气进入co焚烧炉和余热锅炉进一步回收烟气的化学能和热能，最后经120米高烟囱排入大气。 金属钝化剂、阻垢剂由分设的钝化剂罐和阻垢剂罐加入。钝化剂与原料油混合进入提升管反应器；阻垢剂注入油浆泵（p1209/a、b）入口管线。 开工用的催化剂由冷催化剂

21、罐（v1101）或热催化剂罐（v1102）用非净化风输送至再生器，正常补充催化剂可由冷催化剂罐（v1101）通过催化剂小型加料管线用非净化风输送至再生器。co助燃剂和硫转移催化剂由助燃剂加料斗（v1116）、助燃剂罐（v1115）用非净化风输送至再生器。为保持催化剂活性和催化剂上重金属含量不超过允许值，需从再生器内不定期卸出部分催化剂，由非净化风输送至废催化剂罐（v1103）。此外由三级旋风分离器回收的催化剂，进三旋催化剂储料罐（v1108），卸出的废催化剂由槽车运出装置。二、分馏部分 由沉降器来的反应油气进入分馏塔底部，通过人字型挡板与循环油浆逆流接触，洗涤反应油气中催化剂并脱除过热，使油气

22、呈“饱和状态”进行分馏。 分馏塔顶油气经e1201/a-g和热水换热后再由表面蒸发式空冷器（e1202/a-g）冷却至40，进入分馏塔顶油气分离器（v1203）进行气、液相分离。 分离出的粗汽油经粗汽油泵（p1202/a、b）抽出，作为吸收剂打入吸收塔顶部。 分离出的富气进入气压机（c1301），经气压机压缩进吸收稳定。 分离出的含硫污水用酸性水泵（p1203/a、b）送至吸收稳定系统。轻柴油自分馏塔第十三或第十一层抽出，自流至轻柴油汽提塔（t1202），经1.0mpa蒸汽汽提后由轻柴油泵（泵p1205/a、b）抽出后经e1206（热水）、e1210（富吸收油）、e1213（热水）换热后分三路

23、：一路直接出装置（热出料），一路经e1212表面蒸发式空冷冷却后出装置（冷出料），第三路由冷却器e1214冷却后作贫柴油至t1303，t1303底出来的富吸收油经e1210与贫柴油换热后返回t1201第九层。回炼油与二中段油自分馏塔第二十八层自流至回炼油罐，经分馏回炼油泵（p1208/a、b）升压后一路返分馏塔第二十九层；一路经二中段蒸汽发生器（e1308）（或去车液，做车液热源），使温度降至270左右后返t1201第24层；一路进入提升管反应器回炼。 分馏塔过剩热量分别由顶循环回流、一中段循环回流、二中段循环回流及油浆循环回流取走。顶循环回流自分馏塔第四层塔盘抽出，经顶循环油泵（p1204/

24、a、b）升压，经e1204顶循环-热水换热后，温度降至90后返回分馏塔第一层。一中段回流油自分馏塔第十七层抽出，用一中循环油泵（p1206/a、b）升压，首先作t1304重沸器（e1312）热源，然后由e1205和油浆换热后，作t1302重沸器e1311的热源，再和热水换热（e1207）使温度降至190返回分馏塔十四层或十二层。油浆自分馏塔底由循环油浆泵（p1209/a、b）抽出后，和一中换热（e1205），再和原料换热（e1209），经循环油浆蒸汽发生器（e1211/a、b）、使温度降至280后，一路返回分馏塔人字挡板上方和下方、另一路经油浆过滤器、油浆冷却槽冷却至90作为油浆产品送出装置。

25、三、吸收稳定部分 从v1203出来的富气经气压机入口油气分离器（v1301）被压缩机c-1301压缩，然后由气压机中间冷却器冷至40，进入气压机中间气液分离器进行气、液分离。分离出的富气再进入气压机二段。二段出口压力为1.6mpa（绝）。二段出口富气与解吸塔顶油气及富气洗涤水、吸收塔底油经e1301/a，b，c，d冷凝冷却到40进入油气分离器v1302，分离出压缩富气和凝缩油。含硫污水从v1302底排出，送至双塔汽提罐区。 从v1302来的富气进入t1301下部，从分馏来的粗汽油由塔上部进入，进行逆流吸收。正常时用p1308/a、b打入稳汽作为补充吸收剂，气体中大于c2的组分大部分被吸收，为了

26、取走吸收过程中放出的热量，降低吸收温度，在吸收塔中部设有两个中段回流，分别从第8层和第28层下受液盘用p1305和p1306抽出经水冷（e1303/a、b e1304/a、b）冷却，再返回到塔的第9层和第29层上方。 吸收塔顶出来的贫气，进入再吸收塔t1303，用轻柴油作吸收剂进一步回收c3- c4组分，同时也吸收被贫气夹带出来的汽油，t1303顶出来的干气进入干气分液罐s1302，干气分液罐上部出来的干气至产品精制脱硫，底部液体并入t1303底出来的富吸收油一并返t1201第9层。 自v1302出来的凝缩油用p1303/a、b加压，一路与稳汽换热（e1307/a、b）进入t1302第9层，一

27、路不换热由fic1310阀控制直接进入t1302第一层，底部重沸器e1311用分馏一中作热源。24层下的集液箱流出中段油和稳汽换热（e1308），气相进入25层，25层温度由稳汽三通阀控制。由一中三通阀调节灵敏塔盘温度。 自t1301底流出的饱和吸收油和t1302顶出来的解吸气，同时进入e1301/a、b、c前，与富气混合冷却后在v1302中进行一次气液相平衡，不凝气和凝缩油分别去吸收塔和解吸塔。 t1302底脱乙烷汽油，用p1311/a、b加压，经e1305被稳汽加热到135-145，进入稳定塔t1304。塔底重沸器由分馏一中提供热源，丁烷及更轻的组分从塔顶馏出，经e1310/a、b、c冷凝

28、冷却后进入回流罐v1303，液化气用p1307加压，一部分作为塔顶回流，另一部分送出装置，t1304底的稳汽与解吸塔中段油、热水、凝缩油分别在e1308、e1306、e1307/a、b换热后，经冷却器e1309/a、b冷却到40，一部分用p1308/a、b加压打入t1301顶作补充吸收剂，另一部分出装置至精制车间。四、产汽系统自余热锅炉省煤器来的中压除氧水80.58/104.2t/h(分子表示100104t/a时的除氧水量,分母表示140104t/a时的除氧水量)至中压汽包分离器v1401、v1402，产生3.5mpa饱和蒸汽78.88/102.2t/h，其中44.2 t/h去内取热过热,34

29、.68/58t/h中压蒸汽至余热锅炉过热,和废锅产的中压蒸汽合并过热后进入装置3.5mpa蒸汽管网。5.3 工艺流程说明和设计工艺指标一、 主要设备选择1、提升管反应器采用折叠式提升管，分为三段，下段为预提升段，钢径为1.1m、内衬150mm隔热耐磨衬里。中段为进料及第一反应区，钢径为1.42/1.32m、内衬150mm/100mm隔热耐磨衬里；进料设两排各6组skh4型高效雾化喷嘴，进料采用回炼油、原料油混合进料。上段为第二反应区，钢径为3.2m、内衬100mm隔热耐磨衬里；反应二区下部设急冷2组喷嘴；反应二区出口至粗旋部分，钢径为1.28m、内衬100mm隔热耐磨衬里;提升全出口更换2组粗

30、旋，粗旋入口面积0.444m2/组。 2、沉降器及汽提段 沉降器置于再生器之上，直径为6.6m,内衬100mm无龟甲网衬里，采用4组单级pv型旋风分离器。汽提段直径2.8m，设8层改进型环形挡板，整个汽提段插入再生器中，外衬100mm隔热耐磨衬里。在沉降器2粗旋料腿催化剂出口设2组待生催化剂溢流斗，其中一个作为循环待生催化剂抽出斗，反应二区需补充的待生催化剂由此斗抽出。再生斜管（更新）3、再生斜管为钢径1.1m,内衬150mm 隔热耐磨衬里。4、外循环待生催化剂斜管外循环待生催化剂斜管为钢径0.8m，内衬100mm隔热耐磨衬里。5、提升管第二次反应区内取热在提升管反应器的第二次反应区内设置竖向

31、排列的内取热管，共3组，每组长40m、管径dn100，设计取热负荷为50*104kcal/h,用以将1.0mpa、250低压蒸汽4.5t/h过热至450作为汽提蒸汽和防焦蒸汽用。6、再生器 采用大小筒结构，稀、密相直径分别为11.0m、8.4m（内径10.8m、8.2m），采用100mm厚无龟甲网单层隔热耐磨衬里，主要内构件包括9组两级pv型旋风分离器、主风分布管、待生塞阀套筒及特殊设计的待生催化剂分配器等。 7、内、外取热器 本设计采用外取热器和内取热器相结合取热方式，设一台气控外循环式翅片管外取热器，直径3.0m，内衬100mm隔热耐磨衬里，取热管束长8.0m，汽水循环系统采用自然循环方式

32、，设计外取热能力39535kw、内取热为5组立管式蒸发管束，取热能力7426 kw；内过热器为10组过热盘管，取热能力6527kw。8、三级旋风分离器 设一台卧式三级旋风分离器。9、塔类 1）分馏塔 直径4600mm，采用30层双溢流ctst塔板。 2）轻柴油汽提塔 直径1600mm，采用6层单溢流ctst塔盘。 3）吸收塔 直径2400mm，采用40层双溢流ctst塔板。 4）解吸塔 直径3000mm，采用40层双溢流ctst塔板。 5）再吸收塔 直径1600mm，采用30层单溢流ctst塔板。 6）稳定塔 直径3000mm，采用42层双溢流ctst塔板。10、机组 1）主风机及烟气轮机主风

33、机为轴流风机 ，设计风量2700 nm3/min (湿)，出口压力0.40mpa（绝），机组配置为烟气轮机-主风机-电动机三机组，烟气轮机的设计烟气量为2600nm3/min，电动机额定功率为6300kw。两台备用主风机组，设计风量为1050、1350 nm3/min (湿)，出口压力0.34 mpa（绝），电机驱动，电动机额定功率为4000、5300kw。 2）增压机组 增压机（b120-19）为离心式，设计流量260-300nm3/min，设计出口压力0.48mpa（绝）， 轴功率317329kw。2台增压机采用增压机+电动机二机组配置（一开一备）。电机（ya4503-2w）功率400kw

34、。 3）富气压缩机组 采用离心式压缩机，设计富气量515 nm3/min，出口压力1.6 mpa（绝），由中压背压蒸汽轮机驱动，设计点操作时，需消耗3.5 mpa蒸汽约49.0t/h。11、co焚烧炉、余热锅炉 co焚烧炉进口烟气流量169818/175613 nm3/h（分子表示100104t/a数据，分母表示140104t/a数据）。余热锅炉进口烟气流量171000/215000 nm3/h，温度630/930，经余热锅炉对流过热器、蒸发段、省煤器取热后，烟气温度降至190-210，排至烟囱（st1501）；余热锅炉额定产饱和蒸汽17/50 t/h，过热蒸汽51.68/108 t/h(包括

35、装置产的部分饱和蒸汽),温度450,额定产汽压力3.82 mpa.12、冷换设备 冷换设备以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；对压降要求较严的部分，如分馏塔顶油气系统，采用壳程低压降的折流杆式冷凝器；为降低循环水耗量，在分馏塔顶油气后部冷却系统、压缩富气冷凝冷却器、稳定塔顶冷凝冷器采用表面蒸发空冷器。同时为保证装置有较大的操作弹性，顶循采用了具有强化传热措施的螺旋管换热器。13、机泵 机泵均选用高效的ay型泵，部分负荷变化较大的机泵设变频调速器。二、工艺计算汇总1、反再工艺计算汇总表51序号名称设计数据备注一再生器1再生器温度6807002再生器顶压mpa0.

36、343密相内径mm82004稀相内径mm108005密相线速m/s0.866稀相线速m/s0.527设计采用烧焦强度kg/(t.h)1108有效藏量t1089总风量m3n/min(干基)245410烟气中过剩氧含量%3.611取热器总取热负荷mj/h109171二提升管反应器1沉降器顶压mpa(绝)0.282反应一区反应温度5153预提升段内径mm8004一区反应段内径mm11205反应一区平均线速m/s11.66反应时间s1.37剂油比(对总进料)6.638反应二区内径mm30009反应二区重时空速范围h-11530序号名称设计数据备注三主要催化剂输送线路1待生立管内径mm8002再生内管内

37、径mm8003反应二区待生斜管内径mm600序号名称设计数据备注四压力平衡kpa(一)反应-再生器1再生线路推动力再生器顶压340再生器稀相静压3.44再生器密相静压24再生斜管静压32小计399.44阻力沉降器顶压280提升管总压降60粗旋压降9再生滑阀压降50.44小计399.44序号名称设计数据备注2待生线路推动力沉降器顶压280沉降器稀相静压0.31汽提段密相静压66待生立管静压63小计409.31阻力再生器顶压340再生器稀相静压3.44待生套筒静压30.25待生催化剂分配器压降5密相静压7.5待生塞阀压降23.12小计409.31两阀压降合计73.63二反待生循环线路推动力沉降器顶

38、压280沉降器稀相静压0.31溢流斗静压7.5待生循环静压63小计350.81阻力沉降器顶压280二反总压降22.4二反后压降11粗旋压降9二反待生循环塞阀压降28.41小计350.812、分馏、吸收稳定部分主要操作条件 表52序号名称设计数据一分馏部分（一）分馏塔.1分馏塔顶温度98.32分馏塔底温度3603分馏塔顶压mpa(绝)0.244分馏塔顶油气分离器压力mpa(绝)0.19二气压机1气压机负荷m3n/min559.52气压机出口压力1.6三吸收-稳定部分（一）吸收塔1吸收塔顶温度46.62吸收塔底温度46.73吸收塔顶压mpa(绝)1.35（二）解吸塔1解吸塔顶温度602解吸塔底温度

39、131.83解吸塔顶压mpa(绝)1.454解吸塔中间重沸器进口/出口温度95/1085解吸塔底重沸器进口/出口温度131.8/154.4（三）再吸收塔1再吸收塔顶温度42.82再吸收塔底温度51.83再吸收塔顶压mpa(绝)1.30（四）稳定塔1稳定塔顶温度60.5序号名称设计数据2稳定塔底温度177.23稳定塔顶压mpa(绝)1.14稳定塔底重沸器进口/出口温度177.2/187.75.4 物料消耗及物料平衡一、装置消耗指标 1、主要辅助材料及催化剂消耗 表53名称年用量，t/a 一次装入量备注1催化剂9632502co助燃剂3.60.25含pt0.05%3钝化剂29.4含锑254na3p

40、o43.65阻垢剂9.46硫转移剂65.62、公用工程消耗 表5-4序号项目单位数据备注1新鲜水t/h132循环水t/h11073除氧水t/h95.84除盐水t/h47.255燃料气m3n/min17606电6000vkw19.1380vkw1500.6220vkw37.97蒸汽3.5mpat/h-26.38输出1.3mpat/h-42.28输出8净化压缩空气m3n/h23709非净化压缩空气m3n/h143410氮气m3n/h453、装置能耗指标装置能耗指标见表55表55序号项目消耗量燃料低热值或能耗指标总能耗104mj/a单位能耗mj/t备注单位小时耗量年耗量单位耗量单位耗量单位*104耗

41、量单位耗量123456789101112131新鲜水t/t0.104t/t13t/a10.4mj/t7.5478.420.782循环水t/t8.822t/t1107t/a885.6mj/t4.193710.6636.963脱氧水t/t0.763t/t95.8t/a76.64mj/t385.1929520.96294.064除盐水t/t0.377t/t47.25t/a37.8mj/t96.303640.1436.26装置排污5污水t/t0.128t/t16t/a12.8mj/t33.49428.674.27装置排污6电力kwh/t12.41kwh/t1557.6kwh/a1246.08mj/t1

42、2.5615650.76155.9071.0mpa蒸汽t/t-0.337t/t-42.28t/a-33.824mj/t3181.97-107627.0-1072.09输出83.5mpa蒸汽t/t-0.21t/t-26.38t/a-21.104mj/t3684.38-77755.2-774.53输出9燃料气m3n/t14.03m3n/t1760m3n/a1408mj/m3n26.9237903.4377.5610净化压缩空气m3n/t18.89m3n/t2370m3n/a1896mj/m3n1.673166.3231.5411非净化压缩空气m3n/t11.43m3n/t1434m3n/a1147

43、.2mj/m3n1.261445.4714.4012焦碳t/t0.095t/t11.875t/a9.5mj/t41868397746.003962.0113低温热回收-66196.8-31774.5-31774.46-316.51输出（60计）14原料带入热mj/t180.2mj/t22611mj/a1808818088.80180.19合计294144.582930.024、原料油性质1、 催化裂化装置所加工原料油为减压蜡油、常压蜡油和焦化蜡油（混合比例为47：45：8）的混合原料油，混合原料油的性质：表31说明：该数据由石科院提供。项目减压蜡油常压渣油焦化蜡油混合原料混合比例4745810

44、0密度（20），g/cm3粘度，mm2/s 80100凝点，残炭，m0. 913512.167.2411.420. 9602174.286.189.570.918513.695.326171.560. 93495.10元素组成，mchsn0.861.131.0912.31.0重金属，ppmfevnani4.52.32.63.58.76.72.112.69.61.43.80.46.84.212.477.35馏程，初馏点 1030507090干点1863493884104404682093844601683343854074294655、产品性质 1. 1干气、液化石油气组成（计算值）表32 序号

45、组分干气（vol%）液化石油气（vol%）备注1h234.242n29.53h2o0.674co21.685o20.476h2s2.080.427c1025.828c2011.440.369c213.120.0210c300.129.4811c30.7536.2012nc404.0013ic400.0216.2614nc4=6.4015ic4=0.0111.4316cc4=7.3317tc4=7.918c50.050.2019so220合计1001001.2汽油、轻柴油性质表33项目汽油轻柴油比重d420,g/cm30.720.93凝点，-4辛烷值，ron 92.5mon81十六烷值25烯烃，

46、v%(荧光法)24硫含量 ppm7508000诱导期 min500馏程hk401801055200306524550902857011532590160350fbp180365说明：该数据由石科院提供。二、装置物料平衡根据石科院提供的mip设计基础数据，设计采用以下物料平衡：表41序号物料名称数值备注w%kg/h104t/a一原料常压渣油455625045减压渣油475875047焦化蜡油8100008合计100125000100二产品1干气3.543753.52液化石油气19.42425019.4其中：丙烯6.480006.43汽油37.14637537.14轻柴油25.33162525.3

47、5油浆4.758754.76焦碳9.5118759.57损失0.56250.5合计100125000100 三、节能措施 催化裂化装置中尤其是重油催化裂化装置中能耗的大小主要取决于焦碳热量的利用程度，因此首先考虑采取措施降低生焦率及提高焦炭的能量利用率，在此基础上采用适当的工艺技术，以进一步降低能耗。采用复合型超稳分子筛催化剂及新型钝化剂，降低催化焦及污染焦产率；采用合理的汽提段设计，降低可汽提焦炭产率。 设置烟气轮机，以回收烟气压力能。余热锅炉，回收烟气热能。 采用内、外取热器发生和过热中压蒸汽回收反再系统过剩热量。 合理安排换热流程，回收各种温位的热量，尤其是低温热。 采用消耗低的设备，如

48、在合适的部位采用空冷器，降低循环水耗量；采用新型进料雾化喷嘴降低蒸汽消耗。 采用变频调速技术降低机泵的用电量。利用高温位热源发生中压蒸汽并逐级利用，提高能量利用率。四、能耗分析1、采用mip工艺，提升管反应器的第二反应区可以少注或不注急冷油。本设计按未注急冷粗汽油考虑，从而减少了部分高温位热能转化为低温位热能的总量，提高了装置的热能利用率，降低了装置的能耗。、装置采用mip工艺，干气产率有所降低，能耗有所降低。、装置液化石油气量增加，装置此部分低温热增加，能量利用率相应下将；液化石油气增加较多，气压机的中压背压蒸汽透平耗气量增加，此部分能耗增加。由表55看出，本装置改造后能耗为2930.02m

49、j/t原料。5.5 装置设备安全性能指标 主要设备安全性能指标：6 装置开工规程6.1 开工必须具备的条件1) 全部检修项目、技改措施经过主管部门验收，确保项目无遗漏，质量无问题，手续齐全，资料完备。2) 人孔封好，盲板拆装完毕，地漏畅通。3) 水、电、汽、风到装置，瓦斯、原料、催化剂及所需化工原材料作好分析，处于备用状态。4) 主风机、气压机、增压机等大型转动设备经过单机试运，处于良好备用状态。5) 装置全部自保系统，经过车间和仪表联合试验，动作准确无误，灵活好用。6) 开工方案、开工网络图经上级审查批准，组织车间全体职工反复学习讨论完毕。7) 组织车间全体职工进行技术学习，岗位练兵，改造项目交底，进行开工前的考试、考核。作好事故预案和事故处理对策。8) 安全设施、消防器材齐全好用。现场杂物清扫干净，达到完好标准。9) 成立厂、车间开工领导小组。10) 厂部开工指挥部下达开工命令，按正常开工步骤开工。6.2 开工前的准备工作一、 全面大检查在装置检修之后，应对设备、管线、仪表、机泵进行检查，尤其队整改项目及新上项目要求仔细检查，应确保无任何问题，保证开工顺利进行。1) 整改项目完毕,设备、管