催化操作规程2008第二搞

1、炼油部工艺技术规程联合一车间催化裂化装置中国石化股份有限公司天津分公司炼油部2008年12月31日发布2009年1月1日实施前 言此操作规程是在2004年版本的基础上重新进行修订的。从2004年至今，催化裂化装置先后与北京设计院（SEI）、沧州朝阳设计院合作，进行了MIP工艺、催化-气分装置热联合工艺两次技术改造，这些新工艺、新技术、新设备等方面的资料，需要进行一次完善、系统的整理和总结，为以后催化裂化装置的技术改造和职工培训、学习提供尽可能详细准确的第一手资料。 此操作规程主编张会朴，参与编写的人员有窦如华、张福胜、董峰、杨继文、李小广、刘广明、魏巍、安娜。车间审核窦如华。 在此规程编写过程

2、中受到炼油部技术质量部、生产部、安全环保部和设备管理部等部门的大力协助，在此对他们的支持表示衷心的感谢。由于编者的经验有限，规程中难免有不妥当之处，对于其中的疏漏，还望各位专家、读者予以批评指正。文 件 审 批 表编码：TPCC/CX01-JL01 编号：文件名称炼油部工艺技术规程联合一车间催化裂化装置文件编码TPCC/LY/ZY7.5.1-02-0203编制部门联合一车间相关部门审核意见（会签）（对文件的某条款有异议填写此栏，具体意见另附）批准意见 日期：2008年12月催化裂化装置操作规程目录第一章 催化裂化装置概况第一节 装置简介一、 工艺特点二、 主要设备概况三、 历年主要改造情况第二

3、节 工艺原理一、 催化裂化的主要化学反应二、 非催化反应三、 MIP工艺特点1. MIP（Maximizing Iso-Paraffins）技术产生背景2. MIP工艺技术原理四、 分离原理1. 精馏基本原理2. 吸收解吸基本原理第三节 工艺流程说明一、 反应再生系统二、 分馏系统三、 气体压缩和吸收稳定系统第四节 物料平衡一、 装置设计物料平衡二、 装置MGD工艺物料平衡三、 装置MIP工艺物料平衡第五节 工艺操作指标及产成品控制指标、化验分析频次第六节 装置能耗第七节 催化剂及化学助剂第二章 岗位操作法第一节 反应岗位操作法 一、 反应岗位任务二、 正常操作三、 事故状态处理四、 外取热系

4、统操作法五、 炉2001操作法六、 炉2002操作法七、 水封罐操作法八、 主风机切换操作法九、 自动加料器操作法十、 余热锅炉操作法第二节 分馏岗位操作法一、 分馏岗位任务二、 正常操作三、 事故状态处理四、 油浆采样器的操作法五、 蒸汽发生器的操作法六、 换热器操作法七、 冷却器操作法第三节 吸收稳定岗位操作法一、 吸收稳定岗位任务二、 正常操作三、 事故状态处理第四节 四机组岗位操作法第五节 高压备机操作法第六节 1#气压机操作法第七节 增压机操作法第八节 司泵岗位操作法第九节 油浆过滤器操作法第三章 事故预案第一节 事故处理原则第二节 紧急停工的处理第三节 几种事故的处理方法一、 原料

5、中断二、 四机组故障三、 主风或增压风中断四、 气压机故障五、 停新鲜水六、 停循环水七、 停电八、 停汽九、 停风十、 取热系统故障第四章 装置正常开工一、 开工原则二、 开工准备三、 反再系统气密试验，分馏、稳定吹扫贯通四、 炉1点火、四器升温，分馏收蜡油闭路循环，稳定三塔循环五、 烘衬里结束，拆1100 盲板 六、 赶空气，反应向分馏并汽，分馏开路循环七、 装催化剂，建立三器流化，开气压机八、 反应喷油，调整操作第五章 装置正常停工一、 停工准备二、 烟气停进余锅、停外取热三、 降量、切断进料、停气压机四、 卸催化剂、退油五、 加盲板、扫线、蒸塔六、 四器及三旋系统开人孔，清扫、分馏和稳

6、定系统冲洗塔盘、装置交付检修七、 停工扫线说明第六章 仪表的使用和自保系统说明第一节 催化DCS系统介绍第二节 电液滑阀的操作方法第三节 风动闸阀、滑阀的操作方法第四节 蝶阀的操作方法第五节 三通阀的操作方法第六节 自保联锁ESD系统的改造及使用第七节 可燃性气体传感变送器的使用第七章 环境保护第一节 含油污水排放第二节 含硫污水排放第三节 大气的污染第四节 噪声污染第五节 清洁生产第八章 安全管理篇第一节 装置停工、检修、开工安全规定第二节 关键装置要害部位安全管理规定劳动保护及安全规定第三节 安全管理规定第九章 职防卫生篇第一节 硫化氢基本常识第二节 防止硫化氢中毒安全管理规定第三节 气防

7、预案第四节 职防操作及注意事项第十章 消防篇第一节 催化装置消防事故预案第二节 灭火的基本原理和方法第三节 防火防爆的基本原理与措施第十一章 主要设备规格表表-1 炉类表-2 塔类表-3 反应设备类表-4 容器类表-5 冷换类表-6 通用机械类表-7 动力设备类表-8 起重设备类表-9 特阀类表-10 安全阀一览表表-11 盲板一览表表-12 压力容器表第十二章 系统及主要设备表图-1 装置设备平面布置图图-2 反再系统原则流程图图-3 分馏系统原则流程图图-4 吸收稳定系统原则流程图图-5 再生器设备图图-6 提升管反应器设备图图-7 三旋系统设备图图-8 四旋系统设备图图-9 炉-1设备图

8、图-10 外取热器设备图图-11 外取热汽包设备图图-12 蒸汽发生器设备图图-13 主分馏塔图图-14 汽提塔图图-15 吸收塔图图-16 解析塔图图-17 稳定塔图图-18 再吸收塔图第一章 催化裂化装置概况第一节 装置简介本装置原设计为型流化催化裂化装置，设计加工能力为1.2Mt/a，以常减压直馏蜡油为原料。经过多次改造后，现装置加工能力为1.3Mt/a，加工的原料为直馏馏分油（VGO）、常压渣油（AR）和焦化装置二次加工后的蜡油（CGO），主要产品为汽油、轻柴油、液化气，副产品为干气、油浆和焦炭。一、工艺特点 两器结构形式为同高并列式。其中再生器为前置烧焦罐式再生，具有烧焦速率快、烧焦

9、强度高，烧焦效果好（再生剂定碳小于0.1%)、烧焦罐与二再布风均匀、径向温差小等特点。反应器采用MIP专用串联反应器提升管，出口直联VQS 快速分离系统及预汽提器，提升管进料喷嘴采用UOP公司提供的Optimix高效喷嘴，雾化效果好。二、主要设备概况1、设备概况：装置共有设备239台，其中动设备112台，静设备127台。2、设备简介：.再生器壳体内径8900mm/6700mm；外循环管直径1180mm。.外取热器筒体直径1600mm，内衬100mm衬里,入口管直径1200mm（内衬100mm），返回管直径700mm（内衬100mm）。.待生催化剂水平管直径1650mm，内衬100mm隔热耐磨衬

10、里；待生提升管直径962mm，内衬100mm隔热耐磨衬里。.再生、待生和外循环滑阀直径1000mm。再生和待生滑阀全开（闭）时间正常时小于5秒，事故时小于2秒。.提升管反应器分为预提升段、第一反应区、第二反应区及VQS快速分离系统。提升管底部的预提升段内径（即设备衬里前内径，下同）为1000mm，预提升段长约4000mm（内衬100mm隔热耐磨衬里）。在标高6500mm处设四台UOP Optimix原料油雾化喷嘴(进料包括新鲜原料和回炼油)，第一反应区内径为1300mm，在原料油喷嘴向上距离1000mm(标高7500mm)设油浆喷嘴2组(利旧原油浆喷嘴)。为保证装置开停工或事故状态时转催化剂顺

11、利进行(非正常工况)，在第一反应区标高13000mm处设外补蒸汽入口，外补1.0MPa蒸汽最大量按15th设计。在标高16500mm扩径设第二反应区，内径由1300mm扩大到3400mm，第二反应区直筒长10000mm，在第二反应区下部新增低压降分布板。为了调控第二反应区操作空速，在提升管出口设VQS快速分离设施，分离出的待生催化剂一部分经新增的待生剂循环管和循环滑阀至提升管第二反应区下部，待生剂循环管线按待生剂循环量最大600th设计，内径为600mm。在预提升段、第一反应区、第二反应区下部、第二反应区中部、第二反应区上部、提升管上部分别设置密度测压管嘴，并测量第二反应区的催化剂藏量。.沉降

12、器为直径7200mm的冷壁结构。原有主要内构件VDS系统已经拆除，目前器内主要构件有中间油气大管的入口管线及倒锥分配器，三组单级Emtrol型旋风分离器和待生中间水平管线及倒锥分配器。三组旋分器入口面积为0.2812平方米/台，筒体直径1309mm，总高度6700mm，料腿直径300mm，长度5655mm，底部设重锤式翼阀，每个翼阀需平衡的荷载重量为3.6Kg±10%。.汽提段直径3400mm，为热壁结构；内设七层挡板。.主风机两台，一开一备。主机为四机组轴流风机（AV50-11）额定流量2100m3n/min（湿），出口压力0.3138MPa（绝）。备机为离心风机（5E1490-3

13、.2/1.0142），流量1490m3n/min（湿），出口压力0.3138MPa（绝）。.气压机一台（背压式汽轮机驱动），1#气压机（2MCL526-10）额定流量460m3n/min。三、历年主要改造情况1、1985年改造情况：.反再系统由老型改为外提升管型，提升管有效长度为31米，并将再生U型管改为再生斜管，原型反应器改为沉降器，提升管出口为倒“L”型。待生U型管未动，两器仍是低压操作（0.08MPa）。2、1986年改造情况：.吸收-稳定系统进行改造。吸收解析塔由单塔重叠式流程改为目前分体式双塔流程。3、1990年改造情况：.增上3#背压式气压机组及再生器内外取热系统。4、1991年改

14、造情况：.分馏换热流程按洛阳院图纸全面改造，充分回收高温、中温位能，并上油浆蒸汽发汽系统（中压），至2002年正式产中压蒸汽。.再生器首次将杜康型旋分器改为E型旋分器。5、1992年改造情况：.更换主分馏塔、汽提塔、再吸收塔及1100油气线。分馏塔6000/4200，设计温度：顶240/底475，容积979.3m3，材质升级为复合板，解决了焊道缺陷，考虑到当时负荷低，部分塔盘进行了堵孔。.新上烟气能量回收机组系统， 97年实现三机组正常运行。6、1994年改造情况：.沉降器旋分器更换为PV型旋分器。7、1996年改造情况：.沉降器汽提段整体更换，材质由20g改为16MnR，内部结构由17层人字

15、挡板改为环型锥型挡板。.再生器整体更换了溢流管，过热部分进行了更换。.为了解决深度稳定和干气不干问题，改解析塔5/2双股进料，增加了湿式空冷（冷-5），即目前的实际流程。8、1998年改造情况：.装置首次采用UOP技术进行改造。.再生器改造：更换主风分布管（树枝状），待生催化剂出口采用新型分布器，再生剂抽出由溢流管改为淹流管，并设流化风，大型加料移位到再生器锅底，再生滑阀使用TAPCO公司冷壁式滑阀，正常全关时间小于5秒，事故状态全关时间小于2秒，外径为1032mm，最大流通面积903cm2。.提升管改造：中下部更换，包括WYE段和喷嘴括径段的动改，并由原上下两组进料系统改为一组，喷嘴数量由1

16、4个改为6个，原料喷嘴由LPC-1型改为UOP的Optimix喷嘴。提升管底部预提升段改用UOP“莲蓬头式”分布器，可同时使用蒸汽、干气两种预提升介质，即目前的实际状态。.沉降器及汽提段的改造：提升管出口应用UOP专利技术VDS快分结构，提高气固分离效率，并采用与三组一级旋分器直联形式，旋分器更换为E型旋分器，沉降器集气室更换，汽提段挡板更换，汽提蒸汽、防焦蒸汽注入位置更换，蒸汽分布管更换。沉降器材质：筒体上20g、汽提段15CrMoR/封头20g，直径7200/6000/3400mm ，设计温度510，最高工作压力0.185MPa。.催化剂输送管道改造，将待生U形管改为待生斜管和待生提升管，

17、并新增膨胀节，待生滑阀使用TAPCO公司冷壁式滑阀，直径为1000mm，最大流通面积903cm2。.增压机更新以满足新增待生提升管用风。9、2000年改造情况：.再生器采用UOP技术整体更换，更换再生器。再生器型式为前置烧焦罐。再生器内原有的八组旋分器利旧。前置烧焦罐，材质为20R，8900/6700，容积421.2m3，设计温度为720，壁温300。最高工作压力0.18MPa。增加外循环管（1180mm）和外循环滑阀（直径1000mm），即目前的实际布局，改造后加工能力为130万吨/年。.辅助燃烧室由立式改为卧式，材质20R，设计炉膛温度为1200，入口140，出口680-705。.外取热器

18、由上流式改为密相下流式，设计负荷为900万大卡，设计温度720，壁温300，材质：筒体20R、16MnR/封头20R，内径1600mm ，容积17.6m3,进口管1232，出口管724，最高工作压力0.18MPa。外取热器本体和取热管束利旧，进出口管更新改造。原有500滑阀利旧，并装设在外取热器出口斜管上。.增压机更新为两台，以满足二密及外取热用风，型号为B70-0.389/0.288，风量为350Nm3/min。10、2002年改造情况：.装置进行MGD工艺改造，增加了两个轻质原料和两个汽油回炼喷嘴。.再生器8组E型旋分器整体更换，三旋因筒体裂纹整体更换，内部分离单管改为78根，内径6100

19、mm，设计温700，设计最高工作压力0.263 MPa。外取热芯子更换。.四机组PLC改造目前的FSC系统。新上稳定富气压缩机组，型号为2MCL526型，流量为462Nm3/min。.新上油浆过滤器系统，最大流量为8吨/小时。11、2003年改造情况：.装置仪表操作系统由电型仪表改为DCS操作系统。.油浆泵改造一台，设计流量增至为550m3/h，出口压力1.2 MPa，功率为315KW，额定电压6KV。.水平混合段的改造，底部增加流化风管和导流隔板（流量为2900 Nm3/min），解决了催化剂冲刷泄露的重大隐患。.主风入口过滤器更换为四面进风型，最大流量为2800Nm3/min。12、200

20、5年改造情况：.装置进行MIP工艺改造，提升管移位更新，包括一反，二反及待生催化剂的分离VQS系统和汽提系统。提升管上的喷嘴更新，包括：从上往下依次为冷却介质喷嘴(2组)，外补蒸汽喷嘴(2组)，回炼油浆喷嘴(利旧、2组)，原料油喷嘴(利旧、4组)以及预提升段底部的蓬头式喷嘴(1组)。 .新增待生催化剂至二反外循环管及待生催化剂至沉降器斜管各一根，更新再生/待生2台滑阀，新增待生中间滑阀和待生循环滑阀（利旧），沉降器内部VDS拆除，三组单旋移位，增加入口方箱，催化剂切向进入。由于提升管出口油气管线占用原1100油气线位置，原1100油气线移位侧向引出去分馏塔。13、2008年改造情况：.装置进行

21、催化-气分低温热联合工艺改造，分馏顶循环经柴油加热后给气分脱丙烷塔做热源；新增热媒水系统，回收分馏塔顶油气、顶循环、柴油等介质的低温热，节约气分装置各再沸器用1.0MPa蒸汽，新增换热器13台，利旧3台。.分馏塔底增加泵前油浆过滤器系统。.反再系统ESD自保联锁系统独立改造。 .主风机静叶控制系统改造。.大项目甩头，含蜡油加氢来蜡油和催化柴油去乙烯两个甩头。.装置直供料改造，含催化柴油直接去柴油加氢项目。.油浆泵更新改造一台，设计流量增至为450m3/h，出口压力1.2 MPa，功率为315KW，额定电压6KV。第二节 工艺原理一、催化裂化的主要化学反应 催化裂化原料中主要的烃类有烷烃、环烷烃

22、及带取代基的芳烃。带取代基的芳烃包括烷基芳烃及有环烷取代基的芳烃 。在重油中尚有带取代基或环烷缩合的多环芳烃。在二次加工的原料中还有烯烃，除此之外还有杂原子化合物。 在催化裂化条件下，烃类可以发生催化反应和非催化反应，非催化反应与催化反应相比是较少的。1、催化反应1.1裂化反应裂化反应原料烃分子CC键的断裂，属吸热反应，温度越高反应速度越快，是催化裂化过程的最主要反应类型之一。同类烃其分子量越大，反应速度越快，而对于相同碳原子数的烃类，则烯烃最易发生裂化反应，其次为环烷烃、异构烷烃、带长侧链芳烃（侧链裂化）、正构烷烃、芳烃（芳环一般不发生裂化）。在催化裂化操作条件下，可能发生以下几类裂化反应：

23、1） 烷烃裂化为烯烃及较小的烷烃CnH2n+2 CmH2m + CpH2p+2 - (-H)2） 烯烃裂化为较小的烯烃CnH2n CmH2m + CpH2p (-H)3） 烷基芳烃脱烷基ArCnH2n+1 ArH + CnH2n (-H)4） 烷基芳烃侧链断裂ArCnH2n+1 Ar CmH2m-1 + CpH2p+2 (-H) Q5） 环烷烃裂化为烯烃CnH2n CmH2m + CpH2p (-H)Q由上述反应过程看，裂化反应过程往往产生大量的小分子烯烃。1.2异构化反应异构化反应是催化裂化的重要反应，根据催化裂化正碳离子反应机理，其异构化通过正碳离子上的氢原子和碳原子的变位重排并实现烃分子

24、的异构。氢原子的变位导致烯烃的双键异构化，氢变位加上甲基变位则形成骨架异构化。异构化过程的反应热很少，总体上表现为放热过程。同时异构烷烃具有较高的马达法与研究法辛烷值，因此，在当前对汽油烯烃含量控制要求日益严格的情况下，尽可能提高烃分子的异构化水平是维持汽油辛烷值的一个重要方面。烯烃双键异构化反应示意：烯烃骨架异构化反应示意：由于叔正碳离子易于生成和比较稳定，使其在催化剂表面上的浓度较高，因此催化产品中的异构烷烃或烯烃含量也相对较高。1.3氢转移反应氢转移反应是催化裂化特有的反应，属双分子放热反应。氢转移反应由烯烃接受一个质子形成正碳离子开始。此正碳离子从“供氢”分子中抽取一个负氢离子生成一个

25、烷烃，供氢分子则形成一个新的正碳离子并继续反应。随着对汽油烯烃含量控制的日益严格，常规催化裂化装置以往被广泛采用的高温短接触时间工艺（汽油烯烃含量、辛烷值RON高）已难于满足新形势下的汽油质量控制要求。氢转移反应是实现裂化产物由烯烃转化为饱和烃的最主要手段，而选择合理的工艺工程设计、催化剂活性配比及操作参数，对于降低汽油烯烃具有决定性影响。本装置采用的MIP专利技术，即是将常规意义上的提升管反应器分为串联的两段，第一段利用高温短接触时间实现原料大分子的迅速裂化，而第二反应区则在较低的反应温度、较高的剂油比、较低催化剂活性条件下，采取低温长接触时间的操作方式，实现一次裂化形成的烯烃分子异构化与完

26、成氢转移，达到在较少辛烷值损失的情况下，获取明显的降烯烃效果。另外，MIP所使用的配套催化剂，也较常规催化剂的氢转移活性更高一些。1.4环化反应烯烃生成正碳离子后，可继续环化生成环烷烃及芳烃，该反应也是催化裂化的重要反应之一，属放热反应。对于采用MIP工艺技术的装置，由于其反应时间较长、催化剂氢转移、异构化能力较高等因素，催化汽油的芳烃含量较常规催化裂化装置高，一般在20%以上。1.5其它反应催化裂化反应除以上四类外，还有歧化反应、烷基转移、缩合及叠合等反应。对于构成催化裂化原料的各族烃类，一般会在催化裂化过程中发生如下反应：A、烷烃：烷烃裂化为烯烃及更低碳数的烷烃。B、烯烃：烯烃裂化为小分子

27、烯烃，环化为环烷烃，异构化为支链烯烃（再通过氢转移反应可进一步形成支链烷烃），直接氢转移成烷烃，环化、缩合、脱氢成为焦炭。C、环烷烃：发生裂化反应成为烯烃，脱氢成为环烯烃甚至芳烃，异构化成为不同环数的环烷烃。D、芳烃：发生侧链裂化转变为烯烃和较小侧链的芳烃，发生烷基转移形成不同的烷基芳烃，发生脱氢缩合成为多环芳烃，并可能进一步发生烷基化、脱氢缩合成为焦炭。2、非催化反应 非催化反应是在催化剂不存在时，在反应条件下可测得的反应。催化裂化的反应特点是平行顺序反应。它分为一次反应和二次反应两部分。裂化反应是一次反应，在一次反应结束后进一步进行的反应称为二次反应，主要包括氢转移、缩合和异构化反应。3、

28、原料分子在催化剂作用下的反应步骤催化裂化催化剂是一种具有多孔道的固体酸颗粒，每克新鲜催化剂的内部表面积可达250平方米以上，其活性主要来源于所含的分子筛。原料在催化剂表面进行的反应是气固两相接触反应，原料油在反应前需先吸热升温汽化（一般在600以上），然后再扩散到催化剂表面进行反应。总体上看，原料分子在催化剂表面完成的反应过程可分为七个步骤（其中部分反应产生的产物会在催化剂表面发生再裂化、综合、环化、及氢转移等二次反应），步骤如下： 第一步：气相原料分子从主气流中扩散到催化剂表面；第二步：原料分子沿催化剂孔道从外表面向内表面扩散；第三步：催化剂表面的原料分子被活性中心吸附，原料分子变得活泼，某

29、些化合键开始松动；第四步：被催化剂活性中心吸附的原料分子进行化学反应；第五步：产品分子从催化剂表面上脱附下来；第六步：产品分子沿催化剂孔道，由内表面向外表面扩散；第七步：产品分子从催化剂外表面扩散到主气流中去。二、催化裂化的反应机理 正碳离子学说被公认为解释催化裂化反应机理比较好的一种学说。所谓正碳离子，是指缺少一对价电子的碳所形成的烃离子，如： H R :C: H +正碳离子的基本来源是由一个烯烃分子获得一个质子H+而生成。质子来源于催化剂的表面，催化剂的表面都具有酸性，所以能提供质子。由于较大的正碳离子都不稳定，所以不同结构的烃类分子就能够在催化裂化条件下进行裂化反应生成小分子产物。正碳离

30、子是烃分子中有一个碳原子的外围缺少一对电子，因而形成带正电的离子。它只能吸附于催化剂表面上进行反应而不能脱离催化剂自由移动。催化裂化中的各类主要反应一般都经过原料烃分子变成正碳离子的阶段，所以催化裂化反应实际上就是各种正碳离子的反应。正碳离子的基本来源有几种不同的途径：一是酸（催化剂酸性中心）和充当弱碱的不饱和烃反应，烃接受质子而形成正碳离子；二是烷烃被酸性中心抽取一个负氢离子而形成正碳离子；三是正碳离子和饱和烃反应时，发生类似于负氢离子转移生成一个新的正碳离子；四是稳定分子碳键断裂生成两个带相反电荷的碎片，带正电荷的即为正碳离子。例如：C16H32 + H+ C16H33+催化裂化裂化反应过

31、程中的氢离子来源于催化剂表面上的酸性活性中心。正碳离子反应过程复杂，其中的一些主要特点如下：A、大的正碳离子不稳定，容易在位置上断裂，生成一个烯烃和一个小正碳离子，如：CCCCCC C=CC + CCC+ +正己基离子 丙烯 丙基离子只有主链中碳原子数在五个以上才容易断裂，裂化后生成的至少为C3的分子，所以催化产品中C1、C2含量较少。B、伯正碳离子不稳定，在进行其它反应以前先异构化为仲正碳离子，甚至继续异构化为叔正碳离子。因此，催化裂化产品中的异构烃很多。 C |CCCC CCCC CCC+ + +C、较小的正碳离子与烯烃、烷烃、环烷烃之间的氢转移反应，使小正碳离子变成小分子烷烃，而烯烃、烷

32、烃、环烷烃等中性分子变成新的正碳离子，接着再进行各种反应，从而使原料不断变成产品，形成“链反应”。三、MIP工艺特点1、MIP（Maximizing Iso-Paraffins）技术产生背景环保法规对汽油产品的质量要求日益严格，目前我国车用汽油的有害物质控制标准要求限制烯烃含量、硫含量和芳烃含量，其中烯烃含量要求不大于35v%，芳烃含量不大于40v%，苯含量不大于2.5v%，硫含量不大于800g/g。 中国石化股份有限公司石油化工科学研究院近年来通过对催化裂化反应机理的分析和中小型试验研究，开发出催化裂化多产异构烷烃(Maximizing-Iso-Paraffins，简称MIP)工艺技术。该工

33、艺采用新型提升管反应器和适宜的工艺条件，通过在不同的反应区实现裂化、氢转移和异构化反应，达到降低汽油烯烃含量、提高异构烷烃含量的目的。在降低催化裂化汽油烯烃含量的同时，其研究法辛烷值(RON)基本不变或略有降低，马达法辛烷值(MON)有所提高，抗爆指数基本不变，汽油的安定性得到改善。2、MIP工艺技术原理整个催化过程中，裂化反应是最重要的首位反应。无论是烷烃、环烷烃还是芳烃都是以C-C键断裂为最基本的一次反应并生成烯烃，然后在此基础上发生各种二次反应；较重要的二次反应有：烯烃的裂化、环化、异构化、氢转移和叠合、环烷烃脱氢、芳烃缩合、烷基转移和烷基化等。除少数二次反应(环烷烃脱氢、芳烃缩合和烷基

34、转移)外，上述的二次反应都是通过烯烃或烯烃参与而进行的，这样，正碳离子是催化裂化一次反应的中间体，而由一次反应产生的烯烃，则基本上成为二次反应的中间体。涉及到生成异构烷烃和芳烃的二次反应有异构化、氢转移和烷基化，这些二次反应都与烯烃有关，烯烃是生成异构烷烃和芳烃的前身物。由于裂化是吸热反应，而氢转移、异构化和烷基化是放热反应，随着反应温度增加，对裂化反应是有利的，而对氢转移、异构化和烷基化反应是不利的。从反应平衡常数来看，高温对裂化反应有利，但对氢转移反应不利；异构化反应由于其平衡常数较大，受热力学影响较大，降低反应温度对异构化反应更有利；烷基化反应在高温下(527)几乎不能有效地进行，因此，

35、低反应温度对生成异构烷烃有利，由于单异构烷烃的前身物烯烃则需要高温裂化才能得到，这与烯烃异构化反应所需低反应温度相矛盾。化解有利于烯烃生成的一次高温裂化反应，和烯烃在二次反应中能够有利于生成异构烷烃之间矛盾是该工艺的关键。由于生成异构烷烃的前身物烯烃是串联反应的中间体，故可以将烯烃的生成和反应分为两个部分，如图所示：为了达到生成异构烷烃和芳烃，将上图分为两个部分，以烯烃为结合点，生成烯烃为第一反应区，烯烃转化反应为第二反应区。第一反应区主要作用是，烃类混合物快速和较彻底地裂化生成烯烃，故此区操作方式类似目前催化裂化方式，即高温、短接触时间和高剂油比，最好该区反应苛刻度高于目前催化裂化的反应苛刻

36、度，这样可以达到在短时间内较重的原料油裂化生成烯烃，而烯烃还没有时间进一步裂化，保留较大分子的烯烃，同时高反应苛刻度可以减少汽油组成中的低辛烷值组分(正构烷烃和环烷烃)，对提高汽油的辛烷值非常有利；由于烯烃生成异构烷烃既有平行反应又有串联反应，且反应温度低对其生成有利，故此区操作方式不同于目前催化裂化操作方式，即低反应温度和长反应时间，第二反应区主要作用是促使烯烃反应有利于生成异构烷烃和芳烃。现有的提升管反应器采用高温高强度短接触时间，使裂化反应充分进行，有利于保留汽油中的烯烃，提高辛烷值。若将现有的提升管反应器分成两个反应区，在第一个反应器中，仍采用高温、短接触时间和高剂油比，满足裂化反应，

37、保证一定的转化率，在较短的停留时间后进入扩径的第二反应区下部；在第二反应区内，通过冷却介质，控制较低的反应温度和较长的停留时间，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。MIP两段反应新型提升管技术突破了现有的催化裂化工艺对氢转移反应的限制，实现了可控性和选择性地进行裂化反应、氢转移反应和异构化反应以达到降低汽油烯烃含量的目的。四、分离原理1、精馏基本原理：精馏原理：一种相平衡分离过程，其重要的理论基础是汽-液相平衡原理，即拉乌尔定律。PA=PAOXA ； PB=PBOXB=PBO（1-XA）式中：PA、PB溶液上方组份A及B的饱和蒸汽压。PAO、PBO纯组份

38、A及B的饱和蒸汽压。XA、XB溶液中组份A及B的摩尔分率。此定律表示在一定温度下，对于那些性质相似，分子大小又相近的组份（如甲醇、乙醇）所组成的理想溶液中，溶液上方蒸汽中任意组份的分压，等于此纯组份在该温度下的饱和蒸汽压乘以它在溶液中的摩尔分率。精馏过程是在装有很多塔盘的精馏塔内进行的。塔底吹入水蒸汽，塔顶有回流。经加热炉加热的原料以汽液混合物的状态进人精馏塔的汽化段，经一次汽化，使汽液分开。未汽化的重油流向塔底，通过提馏进一步蒸出其中所含的轻组份。从汽化段上升的油汽与下降的液体回流在塔盘上充分接触，汽相部分中较重的组份冷凝，液相部分中较轻的组份汽化。因此，油汽中易挥发组份的含量将因液体的部分

39、汽化，使液相中易挥发组份向汽相扩散而增多；油汽中难挥发组份的含量因汽体的部分冷凝，使汽相中难挥发组份向液相扩散而增多。这样，同一层板上互相接触的汽液两相就趋向平衡。它们之间的关系统可用拉乌尔定律说明。通过多次这样的质量、热量交换，就能达到精馏目的。以下就是一层塔盘上汽-液交换的详细过程。如图所示，当油汽（V）上升至n层塔盘时，与从（n+1）层塔盘下来的回流液体（L）相遇，由于上升的油汽温度高，下流的回流温度较低，因此高温的油汽与低温的回流接触时放热，使其中高沸点组份冷凝。同时，低温的回流吸热，并使其中的低沸点组份汽化。这样，油汽中被冷凝的高沸点组份和未被汽化的回流组成了新的回流（L）。从n层下

40、降为（n-1）层的回流中所含高沸点组份要比降至n层塔盘的回流中的高沸点组份含量多，而上升至（n+1）层塔盘的油汽中的低沸点组份含量要比上升至n层的油汽中低沸点组份含量多。同样类似地离开（n+1）层塔盘的油汽，还要与（n+2）层下来的回流进行热量、质量交换。原料在每一块塔盘上就得到一次微量的分离。显然，如果有极多个塔盘的话，使原料能分离出纯度很高的产品。一个完整的精馏塔一般包括三部分：上段为精馏段，中段为汽化段（或进料段），下段为提馏段。催化裂化裂化装置稳定塔即属典型的精馏塔，而分馏塔为全气相塔底进料，仅设精馏段。2、吸收解吸基本原理在吸收过程中，相际传质是由三个步骤串联组成：（1）溶质由气相主

41、体传递到气、液相界面，即气相与界面间的对流传质；（2）溶质在相界面上的溶解，进入液相；（3）溶质由界面传递到液相主体，即界面与液相间的对流传质。对于吸收过程的机理，一般用双膜理论进行解释，双膜理论的基本论点如下：（1）相接触的气、液两相液体间存在着稳定的相界面，界面两侧各有一很薄的有效层流膜层，溶质以分子扩散方式通过此两膜层；（2）界面上的气、液两相呈；（3）在膜层以外的气、液两相主体区无传质阻力，即浓度梯度（或分压梯度）为零。双膜理论把整个相际传质过程简化为溶质通过两层有效膜的分子扩散过程，把复杂的相际传质过程大为简化。该理论可用于具有固定相界面的系统及流速不高的两相流体间的传质过程。催化吸

42、收塔的吸收过程属于物理吸收，是利用气体混合物中各组分在液体吸收剂中的溶解度不同，而将气体混合物中溶解度大的组分被部分吸收溶解于吸收溶剂中而得到分离。该吸收过程的吸收的推动力是该组分在气相的分压与组分在液相中的分压之差，此差值在达到平衡状态时为零，传质的方向取决于气相中组分的分压是大于还是小于溶液中的平衡分压。由于提高操作压力有得于提高溶质的气相分压，而降低温度则可降低液相溶剂中溶剂组份的平衡分压，因此，提高压力和降低操作温度，有利于提供吸收推动力，也即有利于吸收过程的进行。解吸是吸收的逆过程，其主要目的是使吸收液中的部分气体溶质释放出来，达到溶质的分离。催化解吸过程由于受工艺流程设置限制，采用

43、提高溶液温度的方法，来促进吸收逆过程。通过提高溶液温度来提高溶液中溶质组份的平衡分压，使溶液的溶质平衡分压大于气相中溶质组份分压（主要为C2及以下组份），实现溶质组份的分离。第三节 工艺流程说明2.2.1反-再系统260 左右混合原料油(包括回炼油)与来自再生器的再生催化剂接触立即汽化并进行反应，回炼油浆由油浆喷嘴注入，产生的反应油气携带催化剂通过提升管向上流动，经过第一反应区、第二反应区后，在提升管出口通过陕速分离设施使催化剂与油气分离，分离出的待生催化剂经过预汽提后，一部分经待生斜管进原沉降器汽提段；另一部分经新增的补充待生循环管进提升管第二反应区下部，以调节第二反应区的催化剂藏量(也可以

44、在第二反应区的下部注入由本装置内粗汽油泵来的40左右的粗汽油馏分以降低第二反应区的反应温度)。油气及夹带的催化剂进沉降器经3组单级旋风分离器分离，分离出来的油气通过油气集气室去分馏塔，回收下来的催化剂经料腿流入汽提段，在汽提段底部送入水蒸汽，使沉积有焦炭并吸附一定量油气的催化剂与蒸汽逆流接触，除去催化剂所吸附的油气，汽提后的催化剂通过待生滑阀进入烧焦罐。烧焦罐在比较缓和的条件下进行操作，部分燃烧，操作压力为020-023MPa(g)，温度为660-690，烧掉焦中大部分氢及部分碳，烧碳的多少可视进料轻重不同而异，以便获得灵活的操作条件，由于有水蒸汽存在，烧焦罐温度要相应控制低一些，以便将催化剂

45、水热失活控制在最小程度。从烧焦罐出来的半再生催化剂，经稀相管进入二再并均匀分布，二再在018-020MPa(g)压力、700左右的条件下操作，催化剂上剩余的碳用过量的氧气全部生成CO2，由于在烧焦罐中烧掉大部分氢从而降低了二再中水蒸气的分压，使二再可以在700左右的温度下操作，不会造成催化剂的水热失活。为使再生器烧焦过程生成的CO尽量多地转化为CO2，再生器要按需要加入CO助燃剂，以使CO完个燃烧，提高热能利用率并保证消除尾燃现象。热的再生催化剂从二再流出来进入再生斜管，经再生滑阀进入提升管底部，实现催化剂的连续循环。2.2.2分馏系统反应器顶部来的反应油气经大油气管线进入主分馏塔下部，然后向

46、上经过人字挡板与来自挡板上的循环油浆逆流接触，循环油浆把反应油气中携带的催化剂粉尘洗涤下来，并使油气脱过热到350左右后向上通过塔盘分馏。塔底油浆用油浆泵抽出后，分为三路：第一路先经油浆与原料油换热；再经油浆蒸汽发生器换热产生中压饱和蒸汽后返回分馏塔作为回流；第二路作为回炼油浆进入提升管反应器；第三路可经油浆过滤器后送至常减压车间作为减压塔进料或直接甩至油品罐区。回炼油自第2层塔盘抽出，自流到回炼油罐（容2007），经泵2008抽出，分两路：一部分作为内回流直接返分馏塔第二层塔盘；另一部分与原料混合后进入提升管反应器。二中循环油经泵2007从分馏塔第4层塔盘抽出，送到吸收稳定系统给稳定塔（塔2

47、007）重沸器（换2009）作热源，然后经换2004后返回第七层塔盘。一中循环油经泵2004从分馏塔第17层塔盘抽出，送到吸收稳定系统给解析塔（塔2005/2）重沸器作热源，然后经换2001和冷2006后经三通阀调节油温后返回分馏塔第20层塔盘。轻柴油馏分自分馏塔第20层抽出，自流进入柴油汽提塔，与塔底通入的汽提蒸汽逆流接触，以汽提柴油中的轻馏分。汽提后的轻柴油经泵2005抽出，经换2002、冷2004、冷2007换热冷却后大部分作为产品出装置，小部分进到封油罐（容2011）作冲洗油、泵用封油、再生器燃烧油及辅助燃烧室的燃料（开工用）；还有一部分轻柴油送去再吸收塔作再吸收剂。当一中回流量不足时

48、，轻柴油还可以补充一中回流。分馏塔顶循环回流用泵2003从分馏塔第28层塔盘抽出，经换2015与柴油换热后去给体分馏装置作热源、气分回来进换2005加热热媒水之后进空冷器冷2003和水冷器冷2017冷却后，返回分馏塔塔顶第32层塔盘。从分馏塔顶出来的油气经换-13与热媒水换热后进空冷器（冷2001）冷凝冷却后，再经水冷却器（冷2002）进入油气水分离器（容2008），分离出的富气进气体压缩机，粗汽油经泵2002打到吸收塔（塔2005/1）上部作吸收剂（也可以部分作为终止剂回提升管反应器上部或在MGD工艺中作为提升管下部的汽油喷嘴进料进行选择性裂化），分离出的污水作为洗涤水。2.2.3稳定系统容

49、2008分离出的富气，经富气压缩机压缩后，再经冷2010及冷2011冷却后送到容2015，容2015顶的压缩富气进吸收塔（塔2005/1）下部。容2015底的凝缩油用泵2011抽出分两股：一股经换2011换热后送往解析塔（塔2005/2）中部，另一股不经换热直接打入解析塔顶部，解析塔的底部设有重沸器换2008供热解析，脱出C2后的脱乙烷汽油用泵2016抽出经与稳定汽油换热后作为稳定塔进料送到稳定塔中部，解析塔顶的气体分别返回至冷2010前后，容2008的粗汽油用泵2002抽出送到塔2005/1顶部（另有部分稳定汽油作为补充吸收剂打到吸收塔顶部）作为吸收剂，将富气中的C3、C4组分吸收出来。吸收

50、塔设有两个中段回流取热，吸收塔底液相返回冷2010后，顶部的贫气去再吸收塔（塔2006）下部，与再吸收塔内的贫吸收油（轻柴油）逆流接触，贫吸收油吸收了贫气中的C3、C4及轻汽油组分后，富吸收油被送到主分馏塔（塔2003）的第23层，被吸收了轻汽油组分的贫气从塔2006顶流出送至瓦斯管网。稳定塔（塔2007）底部设有重沸器（换2009）加热。塔顶出来的液态烃组分经冷2014、冷2015冷凝冷却后进容2016，进行分离，容2016顶部气态烃进干气管网。底部脱水后的液态烃用泵2017抽出一部分给塔2007做顶回流，一部分送到碱洗后出装置（或直接送气分装置），塔2007底的稳定汽油，经换2007，换2011，换-16，冷2016换热冷却后一小部分用泵2012打到塔2005/1，做补充吸收剂外，大部分靠自压出装置到精制碱洗。分馏塔顶油气（112）自塔顶流出进入分顶油气热媒水换热器，温度降至83左右后由干式空冷器及后冷器冷却到40进入油气分离器进行油气分离。加热后的热媒水去气分给脱乙烷塔和脱丙烯塔作热源。分馏顶循环油经过与柴油换热加热到135，送至气分装置给脱丙烷塔底重沸器供热，温度降至115左右返回催化装置。第四节 物料平衡一、装置设计（2002年）物料平衡序