RFCC催化裂化操作规程1

1、6-1- 催化装置第一章工艺技术规程1装置概况1.1.1装置简介本规程适用于中国石油大庆石化分公司炼油厂重油催化二车间140万吨/年重油催化气分联合装置。该装置由北京设计院承担主体设计，中石化第四建筑工程公司和中油一建承担主体安装。装置总占地面积为150mU59mD14250m2。装置于1998年4月开始施工，2000年5月11日实现投料试车一次成功。并于2001年6月装置检修中进行了MGD改造。大庆石化分公司炼油厂1.4Mt/a重油催化裂化气分联合装置是该本公司“九五”期间炼油系统改造工程的重点项目，目的是扩大炼油厂重油深度加工能力，提高轻质油收率，增加效益。装置设计依据中国石化咨询公司关于

2、大庆石化总厂炼油系统改造工程可行性研究报告的评估意见TOC o 1-5 h z书中石化(1997)咨炼字90号(一九九七年十二月二十日)。大庆石油化工总厂委托中国石化北京设计院承担大庆石化总厂炼油系统改造工程140万吨/年重油催化裂化联合装置初步设计的委托书。大庆石油化工总厂与中国石化北京设计院签定的大庆石化总厂炼油系统改造工程140万吨/年重油催化裂化联合装置初步设计的合同。大庆石化总厂140万吨/年重油催化裂化装置可行性研究报告。总体院(大庆石化设计院)编制的大庆石化总厂炼油系统改造工程设计院统一规定。设计原则采用成熟可靠的新工艺、新技术、新设备、新材料等，以达到装置技术先进，经济合理。充

3、分吸收国内重油催化裂化装置的经验教训，取长补短，以确保装置安、稳、长、满、优生产。采用DCS控制系统，机组采用ITCC控制系统，提高装置的自动化水平和综合管理水平。1.1.1.3概况1)装置规模：公称能力按140万吨/年设计，年开工时数按8000小时计。汽油脱硫醇精制部分的处理能力与140万吨/年重油催化裂化相匹配约为64.6万吨/年。设计掺渣比60。)装置组成：本装置主要由反应再生、分馏、吸收稳定、气压机组、主风机烟气轮机组、备用主风机、CO余热锅炉、产品精制、气体分馏几部分组成。)生产方法及流程特点：装置以大庆减压渣油、减压蜡油、酮苯蜡膏、糠醛抽出油调和为原料，采用超稳分子筛催化剂。主要产

4、品为液化气、汽油、轻柴油、重柴油、油浆等。工艺路线采用超稳分子筛催化剂提升管反应，新型重叠式两段再生工艺，并配有烟气回收(包括烟气能量回收机组和CO焚烧炉)和外取热器。汽油脱硫醇采用予碱洗加上无碱脱臭工艺。主要产品及副产品：重油催化裂化部分：汽油64.40D104t/a轻柴油33.60D104t/a液化气16.80D104t/a干气5.60口104t/a油浆6.30D104t/a1.1.2工艺原理催化裂化是炼油工业中重要的二次加工过程，是重油轻质化的重要手段。它是使原料油在适宜的温度、压力和催化剂存在的条件下，进行分解、异构化、氢转移、芳构化、缩合等一系列化学反应，原料油转化成气体、汽油、柴油

5、等主要产品及油浆、焦炭的生产过程。催化裂化的原料油来源广泛，主要是常减压的馏分油、常压渣油、减压渣油及丙烷脱沥青油、蜡膏、蜡下油等。随着石油资源的短缺和原油的日趋变重，重油催化裂化有了较快的发展，处理的原料可以是全常渣甚至是全减渣。在硫含量较高时，则需用加氢脱硫装置进行处理，提供催化原料。催化裂化过程具有轻质油收率高、汽油辛烷值较高、气体产品中烯烃含量高等特点。催化裂化的生产过程包括以下几个部分：反应再生部分：其主要任务是完成原料油的转化。原料油通过反应器与催化剂接触并反应，不断输出反应产物，催化剂则在反应器和再生器之间不断循环，在再生器中通入空气烧去催化剂上的积炭，恢复催化剂的活性，使催化剂

6、能够循环使用。烧焦放出的热量又以催化剂为载体，不断带回反应器，供给反应所需的热量，过剩热量由专门的取热设施取出加以利用。分馏部分：主要任务是根据反应油气中各组分沸点的不同，将它们分离成富气、粗汽油、轻柴油、6-1- #6-1- #回炼油、油浆，并保证汽油干点、轻柴油凝固点和闪点合格。吸收稳定部分：利用各组分之间在液体中溶解度不同把富气和粗汽油分离成干气、液化气、稳定汽油。控制好干气中的口+000D3=含量、液化气中皿3-和口2+含量、稳定汽油的510%点。6-1- #1.1.3工艺流程及说明1.1.3.1反应-再生装置用的混和蜡油和减压渣油分别由输转9#、10#罐和一套、二套减压渣油线用泵(P

7、201/1-4)抽进装置内的静态混合器（D214）混和后，进入原料缓冲罐，然后用原料泵P202/1、2抽出与油6-1- #6-1- #浆换热。在注入钝化剂后分三路（三路设有流量控制）与雾化蒸汽一起经六组进料喷嘴进入提升管，与从二再来的高温再生催化剂接触并立即汽化，裂化成轻质产品（液化汽、汽油、轻重柴油）6-1- #6-1- #并生成油浆、干气及焦炭。反应油气、水蒸汽、催化剂经提升管出口粗旋风分离器分离出大部分6g/L。催化剂，反应油气再经沉降器内四组单级旋风分离器分离出大部份催化剂，反应油气、蒸汽连同微量的催化剂细粉至分馏塔底部，分馏塔底油浆固体含量一般控叮旋风分离器分出的催化剂通过料腿返回到

8、汽提段，料腿装有翼阀并浸没在汽提段床层中，保证具有正压密封，防止气体短路，蒸气经环形分布器进入汽提段的三个部位使催化剂不仅处于流化状态，并置换掉催化剂夹带的烃蒸汽，经汽提后的催化剂通过待生斜管进入一再催化剂分布器。第一再生器在比较缓和的条件下进行充分燃烧，操作压力为0.25Mpa(表），温度660720D,6-1- #6-1- #在床层中烧掉焦炭中绝大部分氢和部分碳，烧碳的多少视进料轻重不同而异，碳的燃烧量和再生温度由进入第一再生器的风量控制，以便获得灵活的操作条件，由于有水蒸汽存在，一再温度要控制低一些，以便将催化剂的水热失活控制在最小程度。烧焦用风分别由一再主风及过剩氧较高的二再烟气提供。

9、从一再出来的半再生催化剂通过半再生滑阀或外取热器进入二再下部，并均匀分布，二再压力控制在0.28MPa（表）,温度在660D710叮作，催化剂上剩余碳用过量的氧全部生成C0,由26-1- #于一再烧掉绝大部分氢从而降低了二再中水蒸汽分压，使二再可在较高的温度下操作，二再烟气由顶部通过主风分布板进入一再。热再生催化剂从二再流出，通过再生滑阀进入提升管底部，经蒸汽及高压瓦斯的提升，实现催化剂连续的循环。压机升压至再生器烧焦用的主风由主风机供给，主风机出口分出一股主风经增6-1- 0.440.55Mpa,流量为升管的提升风。80130Nm3/min作为外取热器流化风，流量为70150Nm3/min作

10、为空气提为维持两器热平衡，增加操作的灵活性，在一再至二再设置了可调节取热量的外取热器。由660700叮流入外取热器自上向下流动，取热管浸没在流化床内，一再床层引出的高温催化剂（管内走水。取热器底部通入流化空气，以维持良好的流化，维持流化床催化剂对直立浸没管的良好传热。经换热后的催化剂温降在200口左右，通过外取热器下滑阀流入二再底部。外取热器用的除氧水自余热锅炉来，进入汽包（D118）与外取热器换热出来的汽水混合传热并进行汽液分离后产生3.9Mpa（绝）饱和蒸汽送至C0余热锅过热。汽包里的饱和水由循环水泵抽出，强制循环，进入外取热器取热管。由分馏塔顶油气分离器来的富气口DN700气动调节蝶阀进

11、入一段压缩，0.22MPa（a）流量为700Nm3/min,温度为压缩至0.640.68Mpa（a）,进入级间冷却器40D,经气压机入(E-312),为防止在冷却器中形成氨盐结晶和除去约为8000kg/h。气体冷却器冷至机进行二段压缩至HS等有害物质，在压缩富气进入冷却器前注入洗涤水，流量240叮进入级间分液罐口1.081.8MPa（绝）然后经Dg350风动闸阀去吸收稳定部分。D305）进行气液分离，气相进入气压D-305中凝液由凝液泵（P-307/1.2）打入吸收稳定部分罐D-301或自压至分馏部分罐D-201。含硫污水自压至含硫污水罐（蒸气透平用D-207）。2.93.8MPa（a）,36

12、0420叮热蒸汽驱动，背压蒸汽为0.751.30MPa(a)并入装置低压蒸汽管网。为防止气机飞动，在气压机段出口设有防喘振控制系统，该系统根据防喘振控制线所确定的气压机流量及进出口压力和温度自动控制气压机防喘振调节阀FCV121。它能在操做点达到防喘振控制点时迅速打开防喘振调节阀，防止喘振的发生，在正常操作时此阀关闭。装置的反应沉降器稀相压力是通过气压机入口前压力控制系统经调速器调节汽轮机转速来改变富气入口流量，而实现反应压力恒定的目的。考虑到开工及紧急状态设有富气放火炬系统，由Dg600放火炬风动蝶阀或Dg200调节阀控制。1.1.3.2锅炉部分本装置设有CO余热锅炉，此锅炉产汽压力为3.8

13、Mpa，温度为420叮产汽量为60t/h。用二种燃料。一是燃烧催化再生烟气中残留的一氧化碳气，使排放出的烟气能满足环保要求；二是燃烧高压瓦斯（燃料气）。每台燃烧式油浆蒸汽发生器产饱和汽共约40t/h，而装置外取热器产饱和汽及40t/h,分别进锅炉过热，过热后的每一台炉发生的蒸汽约CO余热锅炉自产饱和汽约60t/h，一部分做为汽压机的透平用汽，另一部分送出装置供全厂使用。1.1.3.3分馏部分分馏塔（C201）共32层塔盘，塔底部装有10层人字挡板。来自沉降器的高温油气进入分馏塔人字挡板底部，与人字挡板顶部返回的250循环油浆逆流接触，油气自下而上被冷却洗涤。油气经分馏后得到富气、粗汽油、轻柴油

14、、回炼油及油浆。为均匀提供足够的内回流，使塔的负荷分布均匀，分馏塔设四个中段循环回流。1）分馏塔顶油气流程分馏塔顶压力为用采暖水冷却到0.180.20MPa（绝）,温度103120叮油气自分馏塔顶馏出，95D,进入空冷（EC201/110）冷却至60后进入分馏塔顶后冷器送至E-203/1-5，E-209/1-5)冷至40叮进入油气分离皿D201）分离。从D-201分离出的富气进入气体压缩机，粗汽油用泵（P-203/1、2）加压后送至吸收稳定部分的吸收塔顶作为吸收剂，分离出的污水去污水汽提部分处理。2）轻柴油流程轻柴油由C-201第20层塔板自流入轻柴油汽提塔（C202）,用水蒸汽汽提后，用泵(

15、P-206/1、6-1- 2）抽出，送到送出装置。E-206/1、2与采暖水换热后再经空冷器（EC-202/1、2）冷却至60，作为产品贫吸收油从C201第20层由贫吸收油泵（P207/1、2D抽出，首先进入脱吸塔底再沸器做热源，然后进入换热器(E-204/1、2)与富吸收油换热，然后进入贫吸收油空冷器，E-303/2(EC-203/1、2）冷却到60，再进入贫吸收油冷却皿收塔顶。再吸收塔底富吸收油与贫吸收油经E-210/1D2D冷却至E-204/1、2换热至40口后作为再吸收剂送至再吸140叮返回分馏塔第23层塔盘。3）顶循环回流流程顶循环回流由热水换热，再进P-204/1D2从分馏塔第E-

16、205/1、2与除盐水换热至29层抽出，温度为70返回分馏塔第130叮首先进32层塔盘。4）一中段循环回流流程一中回流由P-205/1、2从分馏塔第17层塔盘抽出，温度为E-202/1、2与低温260，先作为脱吸塔底重沸器(E-303/1)热源，温度降至200D00,然后与采暖水换热器E-212/1D2,换热温度降至120叮返回分馏塔第21层塔盘。开工时可由水箱冷却器（E214）将一中回流冷却至160叮返回分流塔第21层塔盘。5)二中段循环回流流程二中回流从分馏塔第3层塔盘上自流至回炼油罐（D202）,温度为320然后用回炼油泵P-209/1、2）抽出，分为三部分。第一部分作为内回流，返回到分

17、馏塔第二层塔盘上；第二部分作为稳定塔底重沸器（E-304）热源，温度降至200叮右，返回分馏塔第5层塔盘；第三部分作为回炼油送入提升管，需要时送至原料缓冲罐。6）循环油浆流程循环油浆由油浆泵（P-210/1、2）从分馏塔底抽出温度为350油浆产物，分为二路，一路为回炼油浆去提升管回炼，另一路先进原料一油浆换热器（E201/14）与原料换热。然后进油浆蒸汽发生器（E208/14D发生3.9MPa饱和蒸汽，出口0002500,00000,一部0返回人字挡板上部,另一部0返回人字挡板下部,还有一部0作为产品冷却后送出装置。,本装置也可以生产重柴油。重柴油从0馏塔第塔（C204D,汽提油汽返回至分馏塔

18、第11层塔盘上，经汽提后的重柴油由重柴油皿根据生产需要10层塔板自流入重柴油汽提P-208/1、2）打至重柴油冷却水箱（E215）冷却后作为产品送出装置。7）催化气0热联合流程本装置根据生产和节能的需要,设置催化气0热联合系统,从气0来的换热水（750）进入装置内换热水罐（D-222D经P-215/1D2抽出与0馏塔顶油汽,换热至900,作为气0低温位热源,另一部0与顶循环回流、一中回流、轻柴油换热至1100作为气0的高温位热源,换热水回水返至换热水罐D222循环使用。开工前用1.0MPa蒸汽作为备用热源，回汽进全厂乏汽管网。1.1.3.4吸收稳定部0从0馏部0（D201）出来的富气被压缩叮K

19、301）升压至1.61.8MPa。压缩气体与脱吸塔（C302）顶气体混合后经空冷器（EC-301/1、2）冷却至600后,再与吸收塔底油及由凝缩油泵（P306/1、2D从气压机一级出口汽液分离罐（D305）来的凝缩油混合，用水冷器E-302/1-4)冷凝冷却到400,进入气压机出口气液0离罐（D301D0离出富气和凝缩油；为了防止设备腐蚀，在EC-301/1、2和E-302/1-4之前注入净化水洗涤。吸收塔（C-301D位于脱吸塔(C-302D上0,操作压力01.4MPa绝D,0000000400,从D-301来的富气进入吸收塔下0,从0馏00来的粗汽油,以及补充吸收剂0别由30层和35层打入

20、,与气体逆流接触。0取走吸收过程中放出的热量,在吸收塔中0设有两个中段回流,0别从第26层及第15层用泵（P-302/1、2及P-303/1、2D抽出经水冷器2,E-308/1、2）冷却,然后返回塔的第25层和第14层塔盘,吸收塔底的饱和吸收油进入(E-307/1、E302/1-4前与压缩富气混合。油的裂化不利，但是MGD技术将原料油中的一部分轻质原料转移到轻质油反应区段，这样使重质油反应区段的剂油比大幅度提高，造成重质油反应区段的环境对渣油的转化十分有利。一方面保证渣油的转化，另一方面重质油裂化生成的焦炭和干气产率都会降低，另外，根据重质油的反应6-1- #从吸收塔顶出来的贫气进入再吸收塔（

21、C304）底部，与作为吸收剂的轻柴油逆流接触，以6-1- 140D定汽油分别与脱乙烷汽油及凝缩油换热后，再用空冷器冷却至40叮一部分作为产品出装置，另一部分用泵（充吸收剂。1.1.3.5MGD工艺由于国内油品市场的供需变化和清洁燃料的实施，化的需求和日愈严格的清洁燃料对技术提出的挑战。开发一种能根据市场变化灵活调整液化气、汽油和柴油产品结构以及降低催化裂化汽油烯烃含量，以满足我国环保法规要求的催化裂化技术，对于增强炼油厂对市场的变化作出较快反应的应变能力具有重要意义。多产液化气和柴油技（EC-302/1-4）和水冷却器P-304/1、2）打入塔（炼油企业将直接面临国内油品市场不断变（E-309

22、/1、2）C301）顶作为补吸收贫气中携带的汽油组分，从再吸收塔顶分离的干气送出装置，塔底富吸收油经换热至返回分馏塔。自D-301出来的凝缩油经泵口P-301/1、2）加压后，与稳定汽油换热（E-305/1、2）到60D,进入C-302上部，塔底温度为125135叮塔顶压力1.51.6Mpa（绝），脱吸塔底重沸器由一中回流及贫吸收油供热；脱吸塔顶气体至EC301/1、2前与压缩富气混合。C302塔底的脱乙烷汽油与稳定汽油换热（E-306/1、2）至130145DD0C-303的19、23、27层，C303塔顶压力为l.IMPa（绝），塔底温度为160，塔底重沸器由分馏二中回流供热。C4及C以下

23、的轻组分从C303顶馏出，经水冷器（E310/14）冷凝冷却至40D,进入回流罐（D-302），4液化汽用泵口P305/1、2）加压，一部分作为塔顶回流，另一部分作产品送双脱系统。塔底的稳油的裂化不利，但是MGD技术将原料油中的一部分轻质原料转移到轻质油反应区段，这样使重质油反应区段的剂油比大幅度提高，造成重质油反应区段的环境对渣油的转化十分有利。一方面保证渣油的转化，另一方面重质油裂化生成的焦炭和干气产率都会降低，另外，根据重质油的反应6-1- 从吸收塔顶出来的贫气进入再吸收塔（C304）底部，与作为吸收剂的轻柴油逆流接触，以6-1- #术（MGD-MaximizingGasandDiese

24、l）是石油化工科学研究院（简称石科院）开发的以重质油为原料，利用现有的催化裂化装置经过少量改造，即可在常规催化裂化装置上同时增产液化气和柴油，并较大幅度地降低催化汽油中烯烃含量的新技术。MGD技术具有高度的操作灵活性和产品灵活性。大庆石化公司炼油厂为适应液化气、汽油和柴油油品市场不断变化的需要，与石科院合作，按照MGD工艺技术的设计要求，对140D104t/a的重油催化裂化装置进行MGD工艺技术的技术改造与实施MGD工艺工业改造。催化裂化反应是平行顺序反应。在通常的催化裂化反应条件下，在最大柴油产率，较低的反应深度下，液化气的产率不会很高，而在液化气产率较大、较高的反应深度条件下，柴油产率较低

25、。因此，在通常的催化裂化装置上很难实现同时多产液化气和柴油。MGD技术是将上述催化裂化的反应机理和渣油催化裂化的反应特点、组分选择性裂化机理、汽油裂化的反应规律以及反应深度控制原理的多项技术进行有机的结合，并根据进料馏分特点进行反应条件选择。从而对催化裂化反应进行精细控制。该技术将提升管反应器从提升管底部到提升管顶部依次设计分为4个反应区：汽油反应区、重质油反应区、轻质油反应区和总反应深度控制区。（1）汽油反应区由于汽油馏分对于催化裂化原料而言，属于难于裂化的小分子。因此，将该馏分注入操作条件很苛刻的汽油反应区与高温的再生催化剂反应，反应的主要产物为液化气，汽油中的烯烃裂化较多。由于此反应区条

26、件苛刻，汽油会裂化生成一部分非目的产品干气和焦炭。因此优化此反应区的操作参数对于保证生成一定液化气的同时尽量降低干气和焦炭产率至关重要。由于再生催化剂与汽油馏分反应生成一定的焦炭，同时由于汽油馏分的升温和吸热，离开该反应区段的催化剂活性有一定的降低，温度也有一定的降低。这种“催化剂”十分符合重质油反应区段的反应环境要求，也就是说通过汽油反应区段的反应，一方面生成大量的液化气并裂化掉汽油中的大部分烯烃，另一方面为重质油反应区段提供了较好的催化剂条件。（2）重质油反应区段来自汽油反应区段的催化剂温度比再生催化剂温度低，催化剂活性也略有降低，这本来对渣-机理，适当控制该反应区段的停留时间，能在保证渣

27、油转化的同时使柴油馏分最大量的保留。（3）轻质油反应区段轻质油反应区段的作用是终止重质油反应区段生成物的反应，使重质油裂化生成的柴油馏分最大量的保留，并使轻质油在缓和的环境里反应，也十分有利于柴油馏分的生成和保留。（4）反应深度的控制区段总反应深度控制区段的作用在于通过注入一定量的急冷介质（急冷油或急冷水）深度，使反应在适当的条件下中止反应，以达到较佳的产品分布。通过以上4个反应区段进行裂化及中止反应，MGD技术可在催化装置上实现多产柴油及液化气，减少汽油产量。同时因汽油的回炼，减少了汽油中烯烃含量。因反应在大剂油比、温度相对较低的条件下进行的，新生成的汽油中烯烃含量也相对降低，这样总体来说汽

28、油烯烃含量下降幅度较大。MGD工艺只是工艺过程变化，所以适应市场能力强，操作变化灵活。既可随时投用，又可随时切出。综上所述，通过MGD技术在大庆炼油厂的工业应用，体现了MGD技术的以下特点：A、采用稳定汽油控制裂化技术。通过稳定汽油在密相上行床的二次反应，一方面使其汽油中低碳烯烃裂化及部分烯烃芳构化，达到降低汽油烯烃含量及提高汽油辛烷值的双重目的；另一方面通过调节裂化原料的反应环境和反应苛刻度，可较大幅度增加柴油馏分的生成量和保留度。B、重质原料油在高苛刻度下反应，轻质原料油在低苛刻度下反应，新鲜裂化原料的轻重组分采用不同的进料方式进行选择性裂化，可增加重质原料油的一次裂化深度和柴油馏分的生成

29、与保留率。C、常规催化裂化装置只要按MGD技术的要求进行少量的改造，即可使原催化裂化装置灵活地增产液化气和柴油，液化气和柴油产率明显大于常规的催化裂化技术，同时汽油中烯烃含量有较大幅度的降低。D、裂化产品中，虽汽油产率有所降低，但液化气及柴油产率上升，高价值产品产率（液化气+汽油+柴油）与常规催化裂化技术相当。E、MGD技术具有高度的操作灵活性和产品灵活性，使装置可以进行汽油方案、柴油方案、液化气+柴油方案和液化气等方案的操作，各操作方案的调整十分方便而且调整时间很短，几小时内产品收率即可有很大变化。炼厂可根据市场需求选择不同的生产方案，灵活调整产品结构。F、MGD技术在降低汽油烯烃的同时，汽

30、油中芳烃和异构烷烃含量增加，使RON和高。，控制反应MON有所提1.1.4工艺原则流程图6-1- 从吸收塔顶出来的贫气进入再吸收塔（C304）底部，与作为吸收剂的轻柴油逆流接触，以6-1- #n急冷油急冷水重油提升干气图1反再系统工艺原则流程图预提升蒸汽D增压机锅炉主风机汽提蒸汽防焦蒸汽D-101TI图2锅炉给水系统系统流程图6-1- 从吸收塔顶出来的贫气进入再吸收塔（C304）底部，与作为吸收剂的轻柴油逆流接触，以6-1- #.VsJ*7v_l5kf丁20t/h50t/hJ除氧-进油浆蒸发器汽包进外取热汽包6-1- 从吸收塔顶出来的贫气进入再吸收塔（C304）底部，与作为吸收剂的轻柴油逆流接

31、触，以6-1- #图3分馏系统工艺原则流程图6-1- 从吸收塔顶出来的贫气进入再吸收塔（C304）底部，与作为吸收剂的轻柴油逆流接触，以6-1- #P-r-.i-图4吸收稳定系统工艺原则流程图D-302V-12C-301干气出装置E-5C-303C-304C-302P-38液化气出装置稳定汽油出装置口-305D-301PLyV_J6-1- 从吸收塔顶出来的贫气进入再吸收塔（C304）底部，与作为吸收剂的轻柴油逆流接触，以6-1- #I;鈿止litMIS-gJDE邀专呷和箱爲吒13亂IT1OMPaigiIS-2iOI二=丫54142附弋闾l:图5气压机蒸汽系统流程图SIL-OJ6-1- 从吸收塔

32、顶出来的贫气进入再吸收塔（C304）底部，与作为吸收剂的轻柴油逆流接触，以6-1- #工2艺指标1.2.1原材料指标名称项目单位指标控制单位蜡油质量指标相对密度kg/m3D900厂控馏程D实测残炭D(m)0.7水分D(m)0.5名称项目单位指标控制单位混合原料质量指标相对密度kg/m3D850-950厂控馏程D实测残炭D(m)6水分D(m)0.51.2.2产品质量指标名称项目单位指标控制单位稳定汽油干点DD203厂控10%D45-60液化气CDC12D(m)2Cd5D(m)1.5干气CD3(V)3轻柴油闪点DD按月指标凝固点DD按月指标油浆固体含量Dg/L61.2.3主要工艺指标序号指标名称仪

33、表位号单位指标备注一反应岗位1反应压力主风机PR-108MPa0.1850.23备机0.110.135轴流机0.140.162一再压力主风机PRC-102MPa0.220.26备机0.120.15轴流机0.150.173两器差压PDR-103KPa10504提升管出口温度TRC-101D4705105一再密相温度TI-137AD6607206二再密相温度TI-145AD6407007一再稀密相温差T,D-5-208二再稀密相温差t2D10609主风机出口总流量FRC-145Nm3/minD150010一再主风流量FRC-105Nm3/min卡70011空气提升管增压风流量FRC-112Nm3/

34、min7015012外取热器流化风FRC-117Nm3/min3013013提升管新鲜原料量主风机FR106t/h150210备机12017014回炼油进料量FRC-131t/h5215急冷水入提升管量FIC-108t/h01516急冷油入提升管量FIC-125t/h03517汽提蒸汽量（上）FRC-111t/h0.82.018汽提蒸汽量（中）FRC-114t/h0.82.019汽提蒸汽量（下）FRC-122t/h0.82.020提升管底干气流量FIC-129ANm3/h1500260021提升管底部蒸汽量FIC-123t/h01.522提升管提升干气量FIC-120Nm3/h60012002

35、3再生催化剂定碳%(WT)0.100.30二分馏岗位1原料油预热温度TI216C1802902分馏塔塔顶温度主风机TI-220C101120备机931083分馏塔20层温度主风机TI-224C210265备机1802654分馏塔塔底液相温度TR-232C3303505油浆返塔温度TI-248C2502906轻柴油出装置温度TI-252C40607重柴油出装置温度TI-244C40658油浆出装置温度TI-251C701009D-203液位LRC-201%406010C-201塔底液位LRC-202%255011C-202液位LRC-205%406012D-201液位LRC-208%305013

36、封油罐液位LIC-501%407014顶回流返塔流量FRC-207t/h14025015一中回流返塔流量FRC-202t/h9018016贫吸收油流量FIC-209t/h123517一中回流返塔流量FRC-208t/h408018循环油浆上返塔流量FRC-220t/h卡15019油浆出装置流量FR-228%（总进料）4520C-201搅拌蒸汽流量FI-221t/h0.82.521C-202汽提蒸汽流量FI-224t/h0.42.5三稳定岗位1C-301顶温度TI-306C35502C-301一中回流返塔温度TI-309C453C-301二中回流返塔温度TI-311C454C-302底重沸器出口

37、温度TRC-302D901405C-302底重沸器出口温度TRC-342D801306C-303顶温度TI-322D50657液态烃至双脱温度TI-341DD458C-303底重沸器出口温度TRC-303D1501909稳定汽油至双脱温度TI-344DD4510C-303顶压力PRC-302MPa0.951.211C-304顶压力PRC-303MPa1.01.3512D-301液位LRC-302%306013C-301液位LIC-303%154014C-302液位LRC-304%254015C-303液位LRC-305%406016D-302液位LRC-307%306017C-304液位LRC

38、-308%306018C-301补充吸收剂流量FRC-302t/h52019C-301一中回流量FRC-303t/h307020C-301二中回流量FRC-304t/h307021C-303顶回流流量FRC-307t/h4060四锅炉岗位1除氧器出水温度TI-425A、BD1031052锅炉过热蒸汽温度TI-419A、BD3804203锅炉炉膛温度TI-433A、BDD9004锅炉排烟温度TI-431A、BDD2405锅炉给水泵出口压力PI-421MPaD5.06除氧器压力PRC-413A、BKPa15207D-204压力PIC-506MPa0.170.328D-118液位LRC-103%40

39、609D-220液位LRC-204%406010D-221液位LRC-203%406011锅炉汽包液位LIC-411A、B%406012锅炉炉膛压力PI-418A、BKPaD3.013锅炉瓦斯流量FIQ-417A、BNm3/hD100说明：工艺运行参数指标与工艺卡片不一致时以工艺卡片为准。1.2.4水汽工艺指标名称项目单位控制指标控制单位给水溶解氧mg/LD15炉水PH9D11厂控磷酸根mg/L5D15厂控碱度mmol/L0.5-3.0厂控蒸汽硅酸根Mg/LD20厂控钠离子Mg/LD15厂控1.2.5主要设备及动力指标名称项目单位指标控制单位循环水温度压力DDMPa2&7、8月口31DD0.3

40、厂控新鲜水压力温度MPaD0.3D24除盐水压力温度MPaD0.4D403.8MPa蒸汽温度压力DDMPa380-4403.2l.OMPa蒸汽压力MPa0.65-1.0净化风压力MPa0.5-0.6非净化风压力MPa0.45-0.61.2.6排污指标名称项目单位指标控制单位含油污水含油Dmg/L150厂控1.2.7主要经济指标名称项目单位指标控制单位能耗千克标油/吨59.09厂控液收DD86.5催化剂单耗千克/吨0.86-2- 从吸收塔顶出来的贫气进入再吸收塔（C304）底部，与作为吸收剂的轻柴油逆流接触，以6-1- #第二章操作指南2.反1再系统操作指南2.1.1岗位操作的核心和任务在安全平

41、稳的前提下取得最高的产品收率和最好的产品质量是反应岗位操作的核心。掌握好压力、热量、物料三大平衡，维持良好的流化状态，选择适宜的反应条件，保证良好的再生效果，取得较低的能量消耗，使装置安、稳、长、满、优运行是岗位操作的首要任务。2.1.2岗位的特点岗位的操作特点反应岗位是装置工艺生产的核心岗位之一，其操作参数的相互关系十分复杂，各变化因素又相互制约，且该岗位操作的好坏，直接影响到其他岗位操作的平稳。因此岗位操作难度大，要求高，在正常工况下要全面分析，精心调节，对于非正常工况，要做到准确判断，及时处理。岗位的技术特点针对装置加工原料密度大，残炭和氮、镍含量高的特性，设计装置的技术特点为：重叠式两

42、段再生技术，有效的保持了催化剂的活性和选择性。一再在低温贫氧条件下操作，烧掉待生催化剂的部分碳和大部分氢，以降低二再的蒸汽分压；二再在高温富氧条件下操作，能很好的恢复催化剂的活性及选择性。一、二再之间由大孔主风分布板相隔，第一再生器内设置8组PV型高效旋风分离器和大小主风分布环；第二再生器内设置树枝型主风分布管和再生催化剂料斗。根据重油催化的特点，要求采用裂解能力强，焦碳选择性好，抗重金属污染强，汽提性能及热稳定性好的分子筛催化剂。超稳分子筛催化剂具有大孔径、低比表面、晶胞常数适宜、活性适当等特点，适合于催化裂化装置。(c)提升管予提升段采用新型的Y型结构，采用适宜的预提升线速(1.5m/s)

43、，保持催化剂均匀的向上稳定流动，使油滴与催化剂接触，传热和传质充分良好。采用干气预提升技术以钝化催化剂上沉积的重金属，减少了脱氢反应，同时减少水蒸汽对高温催化剂的粉碎。(d)在提升管出口采用快速分离技术，缩短油气在沉降器内的停留时间，减少了二次反应和结焦。提升管出口设置4组粗旋快分，沉降器采用内集气室结构，内部设置4组单级旋风分离器。为改善汽提容量和效率，在待生催化剂汽提段的设计中引入了几个变数，这些变数是：增加停留时间降低质量流动速度增加档板效率增加予提升段并采用多段汽提采用专门的高效雾化喷嘴BP1。此喷嘴压力降0.3D0.6MPa,喷嘴内线速为75D90m/s,雾化蒸汽量5DD6叮取得了良

44、好的效果。(g)利用外取热回收再生过程中的余热和油浆蒸汽发生器回收循环油浆中的余热，产生中压饱和蒸汽；利用CO焚烧炉充分回收烟气中的CO的燃烧热能和烟气中的显热，发生中压饱和蒸汽。利用烟气轮机回收再生烟气的压力能。(h)在提升管中部注入急冷油，缩短反应时间，提高剂油比。利用分馏塔顶油气、顶循环回流、一中循环回流和轻柴油给水换热加热，加热后的换热水做气分部分的塔底热源。(m)主风机组和富气压缩机组的主油泵采用蒸汽透平(美国COPPUS公司)驱动，辅油泵由电动机驱动，解决了主辅油泵均由电动驱动配置上的不足，避免因电网晃电或其他原因引起的润滑油压力波动而造成的机组停车事故的出现。蒸汽透平操作十分方便

45、，运行可靠，具有调速和超速保护功能。(n)为避免设备应力腐蚀开裂，设计上反再系统设备壳体材料选用20R；适当提高了衬里抗折、抗压强度和体积密度，相应提高衬里导热系数，在保证设备衬里有足够厚度和强度的情况下，设备壳体正常壁温160DD装置第一、二再生器和外取热器衬里采用单层无龟甲网钢纤维增强隔热耐磨衬里。(j)装置工艺采用DCS控制，机组采用ITCC机群综合控制系统。(p)装置2001年进行MGD工艺改造，可生产低烯烃汽油。2.1.3岗位操作必须遵循以下原则生产中要平稳操作，调节参数要稳妥缓慢，幅度要小，防止系统的波动。对影响生产的参数必须准确判断，对操作的调整必须准确迅速。严格遵循工艺卡片，在

46、调节过程中坚决执行工艺纪律。对产生非正常工况的原因要正确分析及时处理，不得因误操作使事态扩大。严格的压力平衡不得破坏，严禁油气倒窜，严禁各滑阀出现负差压，任何情况下都绝不允许催化剂倒流，当发现系统压力失控时，要迅速切断各单动滑阀，单容器流化。严禁零藏量操作。提升管有进料时，原料予热温度不得低于150，提升管出口温度不得低于470叮否则应切断进料。切断进料后，若主风正常，尽量维持再生器温度在550600叮当床温低于400叮，应迅速组织卸料。床温低于250M,停止各点吹汽，防止催化剂和泥。切实执行岗位责任制。2.1.4主要控制回路2.1.4.1反应温度TRC101控制范围：提升管出口温度TRC10

47、1：470510D控制目标：正常操作中反应温度应控制在上述范围内，具体控制数值应由生产调度给定。设定的反应温度波动不超过1D相关参数：再生温度TI145；进料量FRC106DFIC151、FIC153；原料预热温度TI216；汽油回炼量FIC153；以上参数波动会引起提升管出口温度TRC101波动。控制方式：提升管出口温度与再生滑阀压降组成低值选择控制。正常情况下，反应温度由温度调PDRC1106输出PDRC106输出信号控制再生滑阀开度。节器TRC101控制再生滑阀的开度，当再生滑阀开度过大，再生滑阀压降调节器信号降低至低于TRC101的输出信号时，选择器将选择正常调整：影响因素调整方法再生

48、滑阀开度反应温度TRC101通过控制再生滑阀开度来控制。再生滑阀开大，反应温度上升；再生滑阀关小，反应温度下降再生温度再生温度TI145上升，反应温度TRC101上升；再生温度TI145下降，反应温度TRC101下降。原料予热温度原料予热温度TI216升高，反应温度TRC101上升；原料予热温度TRC1216下降，反应温度TRC101下降提升管进料量提升管进料量提高，反应温度TRC101下降；提升管进料量FRC106、FIC151、FIC153降低，反应温度TRC101升高。原料带水原料带水反应温度下降，及时联系罐区脱水或换罐终止剂注入量大，MGD急冷油、急冷水阀开度大小直截影响提升管出口温度

49、，开度大小要适当。MGD投用时，选择适宜的蜡油喷嘴量。异常处理：现象原因处理方法反应温度快速下降再生滑阀故障全关此时应立即关小提升管进料控制阀，降低进料量FRC106DFIC151DFIC153；同时快速到现场将再生滑阀手动打开，控制反应温度不低于450叮反应温度快速上升再生滑阀故障全开此时应立即关小提升管进料控制阀，降低进料量FRC106DFIC151DFIC153；同时快速到现场将再生滑阀手动关闭，控制反应温度至正常状态反应温度快速下降两器催化剂流化不好而催化剂循环中断。烧焦效果不好，造成碳堆积，引起反应温度下降此时应立即关小提升管进料控制阀，降低进料量FRC106、FIC151、FIC1

50、53；同时应立即开大预提升介质控制阀，加大预提升介质量，频繁改变再生滑阀开度，控制反应温度不低于450DD若发生碳堆积现象，应提高主风量，增强烧焦效果，同时应适当降低进料量及降低掺渣比，增大汽提蒸汽量，以减少生焦量。反应温度波动原料预热温度大幅度波动。两器差压大幅度波动稳油浆循环量，调整好三通阀开度，以便控制稳原料预热温度。控制稳两器差压正常操作中，当反应温度TRC101不论因何种原因低于450时，应立即启用进料自保，切断提升管所有进料。操作步骤见装置紧急切断进料事故处理预案。此时装置退守状态为：两器催化剂流化正常；再生器喷燃烧油维持再生温度；两器压力平衡；反应压力由气压机入口放火炬阀控制。参

51、数：再生压力再生温度0.21MPa650D00反应压力0.18MPa2.1.4.2再生压力PIC102控制范围：再生压力PPHC102A、PHC102B：0.22-0.26MPa主风机）；0.12-0.15MPa备用风机）；0.15-0.17Mpa（轴流机）控制目标：正常操作中再生压力应控制在上述范围内，具体控制数值应根据风量来确定。设定的再生压力波动不超过0.02MPaD相关参数：反应压力；主风量；以上参数波动会引起反应压力波动控制方式：一再压力的高低对二再压力起决定作用，一再压力高氧分压高，一、二再烧焦效果好，但一再压力作为主要调节参数，根据两器压力平衡的要求，随反应压力变化进行调节。再生

52、压力对待生及再生线路的推动力及正常催化剂循环有着重要的影响。正常调整：影响因素调整方法双动滑阀和烟机入口蝶阀再生压力由双动滑阀和烟机入口蝶阀控制，阀关小，压力上升主风量增加主风量增加，再生压力上升。调整主风量时要缓慢。异常处理：现象原因处理方法再生压力上升再生外取热用风及增压风再生外取热用风及增压风增加，压力上升。及时调整各处用风，调节不要太猛。再生压力上升燃烧油的启用影响燃烧油的启用影响再生压力。投用燃烧油量要平稳，调节燃烧油量要平稳。再生压力波动进入再生器的松动、反吹的蒸进入再生器的松动、反吹的蒸汽、风量增加。详细检查再生器的松动流化介质。汽、风量增加再生压力大幅上升取热管或内取热器管破裂

53、外取热管或内取热器管破裂，再生压力会大幅上升。切除取热器漏管。2、32.1.4.3原料预热温度的控制控制范围：预热温度正常控制在180-290D.控制目标：原料预热温度的高低直接影响原料的雾化效果，预热温度提高，可降低油品粘度，提高原料油雾化效果，降低生焦。本装置于2001年6月进行MGD改造后，原料分轻重两路进提升管。预热温度正常控制在180-290叮重质油预热温度由仪表TRC201U三通阀）自动调节。轻质油预热温度由仪表TIC191自动调节。相关参数：进料量及原料油进装置温度的影响；循环油浆流量及温度的变化；原料温控三通阀（TRC-201、TIC-191）开度影响。控制方式：原料分轻重两路

54、进提升管。预热温度正常控制在180-290叮重质油预热温度由仪表TRC201U三通阀）自动调节。轻质油预热温度由仪表TIC191自动调节。P202/1、2正常调整：影响因素调整方法进料量及原料油进装置温度的影响。循环油浆流量及温度的变化。原料温控三通阀（TRC-201DTIC-191）开度影响。正常情况下，通过原料温控三通阀（TRC-201DTIC-191）量的多少来控制原料油预热温度。仪表控制系统失灵。如仪表失灵，应立即改手动或手轮控制，并及时联系仪表处理。原料组成及带水的影响，带水原料预热温度下降。联系调度及罐区（87单元）加强原料油罐的脱水，记清原料组成并根据组成采取措施。异常处理：现象

55、原因处理方法原料预热温度大幅度波动仪表失灵或原料带水联系调度及罐区（87单元）加强原料油罐的脱水，记清原料组成并根据组成采取措施。如仪表失灵，应立即改手动或手轮控制，并及时联系仪表处理。2.1.1.4提升管总进料量的控制制范围：提升管总进料量关系到生产任务的完成及产品分布。正常生产是根据生产任务产品分布要求进行调整。控制目标：在操作条件允许的情况下完成厂里下达的各项生产任务指标。相关参数：FRC106；FIC151；FIC153。控制方式：根据实际生产调整原料喷嘴的开度，根据原料性质和生产需要调节MGD喷嘴。正常调整：影响因素调整方法原料泵故障或罐区稳定装置进料量，如原料泵问题，及时换泵，如属

56、罐区问题及时和调度及问题引起D-203液罐区联系换罐或加强脱水。位低及原料带水。渣油量中断。渣油量中断，及时调节蜡油量，保证装置加工量。回炼油、渣油回炼控制好回炼油量及渣油回炼量避免大幅度波动。的变化仪表及调节阀失当仪表失灵时及时改付线，联系仪表处理。灵。2.1.1.5反应沉降器料位的控制控制范围：沉降器料位是保证催化剂在汽提段有足够停留时间，使待生剂表面及内部孔隙中的油气被水蒸汽汽提出来，以减少可汽提碳；保持一定料位还可使沉降器内的旋分器料腿有料封作用。防止油气倒串而引起催化剂跑损；同时它担负着为待生线路提供足够推动力的作用，但沉降器料位不能太高，否则就会引起料腿下料不畅。制目标：反应沉降器

57、料位的控制一般在50%。相关参数：LRC101；ZI101L。控制方式：待生滑阀开度小沉降器料位上升；再生滑阀开度大沉降器料位上升：汽提蒸汽量增大，料位上升。正常调整：影响因素调整方法待生滑阀开度小沉降器料位上升。再生滑阀开度大沉降器料位上升。差压变化影响。汽提蒸汽量增大，料位上升。正常情况下，用自动控制反应沉降器藏量。保持两器差压平衡，汽提蒸汽量调整适宜，避免波动。仪表和滑阀出现故障。仪表失灵时可将自动控制改为手动控制。并联系仪表工及时处理。斜管内催化剂流化不正常（发生架桥，气阻等）引起料位大幅度变化。待生斜管内催化剂流化出现异常时应尽快采取措施（调节松动点给气量等）尽快恢复正常流化。情况严

58、重时，可切断进料，并关闭再生及待生滑阀。2.1.4.6一再温度控制控制范围：本装置一再温度应控制660700M围内。控制目标：一再温度是一再烧焦状态的重要参数，由于一再水蒸汽分压较高。为了减少催化剂高温水热失活，所以一再温度不应控制太高。相关参数：TI137MT1；TI134。控制方式：正常由FRC103和FRC104控制风量来调节一再的烧焦。正常调整：影响因素调整方法催化剂循环量及反应深度一再温度主要由进入一再主风量控制。一再烧焦量多少应根的变化。据生焦量，外取热能力，主风机负荷等具体情况定。为保证其原料进料量及性质的变化。烧焦效果及防止催化剂水热失活，尽量控制其温度在660D入一再主风量的

59、的变化。增7000。压风量变化。调节催化剂循环量，选择适当的反应深度，反应深度大，生二再烟气带入一再的热量焦量大，一再温度升高；掺渣比、回炼比大，生焦量增大，一及其氧含量的变化。再温度升高；如果原料过重导致生焦量大，一再温度超高，则一再小型加料的影响及一可联系调度调整原料并减少回炼量；若生焦量过大而风量不足再藏量过高。时，可适当增加主风量，但应注意避免超温和二次燃烧。仪表故障。仪表失灵时，控制阀改手动或手轮控制，并联系仪表及时处理。降低汽提蒸汽量，一再温度升高，但该项一般不作为调节手段，汽提蒸汽量的变化。若一再量藏量过高，引起一再温度过高时，应通过外取热器或外循环管降低一再藏量2.1.4.7二

60、再温度控制1）控制范围：本装置一再温度应控制640700M围内。2）控制目标：二再温度对剂油比，再生定碳影响较大，是影响产品分布的重要参数。较大的剂油比和初始汽化效果对重质油裂化是比较有利的,所以应保持适宜的二再温度。3）0000：TI142A；UT2；TI145A。4）控制方式：正常情况下由外取热器下滑阀控制二再温度，外取热流化风给一适当数值，不做经常性调节，外取热量大时，二再温度下降。二再催化剂可烧焦量大，入二再主风量大时，二再温度上升，二再催化剂可烧焦量小，主风量大时，二再温度下降。5）正常调整：影响因素调整方法外取热器取热量的变正常情况下由外取热器下滑阀控制二再温度，外取热流化风给化，