齐鲁石化胜利炼油厂实习报告

1、青岛科技大学本科毕业实习报告实习地点：齐鲁石化胜利炼油厂实习名称：第二催化车间工艺流程的研究（稳脱单元）指导教师学生姓名学生学号化工学院院（部）化学工程与工艺专业班2012年12月 5日前沿错误!未定义书签。第一章 第二催化装置概况 错误！未定义书签。1.1工艺特点错误!未定义书签。1.2 安全生产特点 错误!未定义书签。1.3装置概况错误!未定义书签。1.4设备概况及主要设备 错误！未定义书签。1、设备概况错误!未定义书签。2、主要设备错误!未定义书签。1.5第二脱硫装置 错误!未定义书签。1.6产品及副产品说明 错误！未定义书签。第二章原料、公用工程及化工三剂错误！未定义书签。第三章 生产

2、原理及物料平衡 错误！未定义书签。3.1反应再生部分 错误!未定义书签。3.2催化反应部分影响因素 错误！未定义书签。3.2.1原料油性质 错误!未定义书签。3.2.2反应温度（即提升管出口温度）错误！未定义书签。3.2.3沉降器压力 错误!未定义书签。3.2.4催化剂 错误!未定义书签。3.3分馏部分错误!未定义书签。3.4吸收稳定部分 错误!未定义书签。3.5物料平衡（2009年9月MIP-CGP工艺改造设计数据）错误!未定义书签。3.6第二脱硫装置错误!未定义书签。第四章 副产品及三废的应用与处理错误！未定义书签。第五章 工艺流程简要说明 错误！未定义书签。5.1反应-再生单元 错误!未

3、定义书签。5.2分馏单元错误!未定义书签。5.3吸收稳定单元错误!未定义书签。5.4脱硫单元 错误!未定义书签。第六章 稳定单元停工步骤及方法 错误！未定义书签。6.1降温将量错误!未定义书签。6.2切断进料，退油错误!未定义书签。6.3稳定系统顶油、拿残油 错误！未定义书签。6.4稳定系统水顶液化气 错误！未定义书签。6.5稳定系统泄压错误!未定义书签。6.6全面扫线错误!未定义书签。6.7停工安全措施错误!未定义书签。6.8停工环保措施错误!未定义书签。第七章 公用工程事故处理 错误！未定义书签。7.1处理预案错误!未定义书签。7.2若如上处理无法维持正常生产，则需按如下切断装置进料处理错

4、误!未定义书签。7.3气分双脱错误!未定义书签。7.4 DCS系统停电，其他正常 错误！未定义书签。7.5停汽事故处理预案 错误！未定义书签。7.6并汽条件错误!未定义书签。7.7停水事故处理预案 错误！未定义书签。7.7.1除盐水中断事故处理 错误！未定义书签。如脱硫TIC402超过150度，换402热源切除。错误!未定义书签。7.7.2循环水中断事故处理 错误！未定义书签。第八章工艺控制方案错误！未定义书签。第九章 稳定充瓦斯、收油和三塔循环方案.错误!未定义书签。前沿中国石化集团齐鲁石化公司胜利炼油厂是全国颇具规模的炼油企业之 一，于1966年4月动工建设，1967年10月投入生产，现已

5、成为加工能力 10500kt/a，占地面积587公顷的现代化石油加工企业。该厂拥有生产装置和 辅助生产装置60余套，拥有相应配套的科学研究、开发设计、计算机应用、 环境保护等设施，是全国最具影响力的含硫原油加工以及沥青、硫磺生产和 加氢工艺技术应用基地之一，生产的39种石油产品畅销全国27个省市，部 分产品已进入国际市场。胜利炼油厂坚持依靠科技求发展。该厂VRDS-FCC组合工艺曾获联合国科 技创新发明奖；石油苯、-10号军用柴油等产品曾获国家金奖；100号甲级道 路沥青、1号喷气燃料、石油甲苯等产品曾获国家银奖；硫磺、90号车用汽 油等18种产品曾获省（部）优名牌产品称号；汽油全部实现了高标

6、号无铅系列 化生产，其中97号无铅汽油填补了国内空白；1999年开发投产的高等级道路 沥青，技术指标达到或超过了国外同类产品水平，从而标志着胜利炼油厂的 沥青产品实现了系列化。按照“质量第一，用户至上”的原则，胜利炼油厂 建立了从原材料进厂、生产过程控制、新产品开发、标准化管理、产品出厂 控制到售后服务的全过程质量控制保证体系。该厂于1998年通过了 ISO9002 国际质量体系贯标认证和ISO10012计量检测体系贯标认证;2001年3月被中 国实验室国家认可委员会等机构评定为“沥青产品检验实验室”。齐鲁石化坚持科技创新，1996年以来，累计完成科研课题950项，成果 鉴定169项，获得专利

7、授权93项，16项科技成果获国家级奖励。先后与美国、 德国、英国、日本、意大利、荷兰、韩国等多家国外公司进行了成功合作。 公司凭籍自身丰富的工程建设经验，依托雄厚的技术实力和可靠的服务质量， 在国内树立了良好的企业形象，形成了可研、设计、采购、施工和开车服务 管理等系统的服务网络。自主开发的硫磺回收技术及催化剂、炼厂气等温绝 热加氢技术、轻烃醚化技术等填补了国内空白。为全国“科技进步百强企业”。 在中国石油和化学工业协会、中国化工企业管理协会、中国化工情报信息协 会联合发布的2003年中国化工企业500强排行榜中，齐鲁分公司、齐鲁股份 有限公司分第竺羸和第二催化装置概况胜利炼油厂第二催化裂化装

8、置于1979年开始施工，同年因国民经济调整， 停工缓建。1984年恢复建设，于1986年11月工程全部竣工投产，加工能力 为60万t/a。1994年4月大修改造时又将处理能力提至80万t/a。2002年 对装置进行大规模改造，新增外取热器、烟机能量回收机组及相应的配套系 统，并对再生器及分馏稳定系统进行了改造，使装置由蜡油催化改为重油催 化裂化装置。2005年3月进行了 MGD工艺改造，增加了汽油回炼喷嘴和轻质 原料喷嘴。本装置选用了美国Honeywell公司生产的TDC3000仪表自控系 统，使装置的技术水平大幅提高。2005年7月由Honeywell公司、石化盈科 公司和胜利炼油厂联合开发

9、的先进控制系统投用，对反再、分馏、吸收稳定 单元操作进行了优化。2006年5月回炼油过滤器投用，第二催化装置回炼油 经过过滤器过滤后，送至重油加氢装置，回炼油不再直接回炼。2008年3月 装置DCS系统升级为Honeywell公司的PKS300系统。2009年9月进行 MIP-CGP工艺技术改造，增加提升管二反段、MIP斜管及MIP滑阀，气压机302 更新。催化裂化是原油二次加工的核心工艺。该装置分反应-再生、分馏、吸收 稳定脱硫、再生烟气能量回收、余热锅炉、回炼油过滤器等6个部分。它以 胜利原油的减压馏分油、VR常压渣油、VR减压渣油、焦化蜡油等为原料，在 500-510C，0.33-0.3

10、4 MPa的条件下，原料油与分子筛催化剂接触，经过以 裂化反应为主的一系列反应，转化成干气、液化气、汽油、柴油、油浆等产 品。1.1工艺特点产品质量好。催化裂化所得汽油辛烷值高，一般都在80以上，并且安 定性好，烯烃相对较少，基本不含二烯烃。轻质油收率高，可达80%以上。可提供大量化工原料。裂化气中C3、C4组分约占90%，C3中丙烯又占 70%，C4中各种丁烯占55%左右，这些都是优良的石油化工原料，还能提供大 量液化气供民用。柴油含有大量重质芳烃，十六烷值较低，一般只有3545,因而催化柴 油使用性能差，需与直馏柴油调和后才能使用。渣油催化和掺炼重油催化除 十六烷值更低外，含硫、氮、胶质也

11、多，颜色深，安定性差，易氧化产生沉 渣，需加氢精制处理。产品方案灵活。同一套装置，改变不同的操作条件，便可得到气体、汽 油、柴油的不同产品分布，以适应市场经济发展的需要。原料选择范围比较宽，通常是以减压馏分油、焦化蜡油等作为原料。1.2安全生产特点生产过程高温，产品易燃易爆有毒。生产过程产生有毒有害气体，危害人体健康。关键设备多，设备腐蚀、发生泄漏的危险大。设备、管线密集，现场作业难度大。1.3装置概况设计规模60 万 t/a(1986)80 万 t/a(1994)当前实际能力80 万 t/a设计单位北京石油设计院投产日期1986年11月占地面积102.92万平方米现有人员92人1.4设备概况

12、及主要设备1、设备概况设备总数塔泵机炉容器换热器、空冷反应器174126251345812、主要设备代号名称规格型号正常能力数量制造厂机101主风机MCL1003-121700Nm3/min1沈阳鼓风机厂机102主风机烟气轮机异步电动机AV56-13YLII-8000 IYNH900-42050Nm3/min1900Nm3/min111沈阳鼓风机厂兰炼机械厂兰州电机厂机301气压机2MCL457-3710406rpm1沈阳鼓风机厂机302汽轮机压缩机NK25/28 2MCL45711561rpm11杭州汽轮机厂沈阳鼓风机厂塔101反应器山 5400/ 山 2400*山 478601齐鲁石化建设

13、 公司塔102再生器山 8600/ 山 7200/山 5230X559841齐鲁石化建设 公司塔201分馏塔山 3800X549001齐鲁石化机械 厂塔202轻柴汽提塔山 1200X129122中石化二公司塔 301/1、 2吸收、解吸 塔山 2000/ 山 2200X581142齐鲁石化机械 厂塔302再吸收塔山 1800X267001齐鲁石化机械 厂塔303稳定塔山 2200X220601中石化二公司塔401液态烃脱硫 塔山 2200X153701广州重型机械 厂塔402干气脱硫塔山 1200/ 山 1600X206671齐鲁石化机械 厂塔403溶剂再生塔山 1800X249521中石化二

14、公司1.5第二脱硫装置第二脱硫装置是第二催化装置的配套装置，于1977年开始施工，1979 年因国民经济调整停工缓建，1984年恢复建设，1986年11月工程全部竣工 投产。该装置原处理能力为干气3万t/a，液态烃6万t/a，九四年随第二催 化装置80万t/a改造，第二脱硫装置各塔开孔率增加，处理能力增加为干气 4万t/a，液态烃8万t/a。本装置的仪表自控系统选用了美国HONEYWELL公 司生产的TDC-3000系统，使装置的技术水平大大提高。在工艺方面，本装置气、液体脱硫部分采用了 3塔流程。综合考虑了各 塔溶剂的再生问题，使干气脱硫和液态烃脱硫的富胺液在一个再生塔内再生。1、工艺特点由

15、于脱硫工艺过程系3塔循环，即2个脱硫塔共用一个再生塔，因此可节省 设备投资，减少占地面积。同时简化了操作并节省生产费用。但由于液化气中硫 化氢含量少，贫液浓度和溶剂循环量较干气少得多。在这种条件下，胺液往往会 吸收一些烃，吸收的烃在再生塔内被脱出，易导致硫磺回收装置生产的硫磺发黑。2、安全生产特点生产过程产生有毒有害气体硫化氢，危害人体健康。关键设备多，设备腐蚀、发生泄漏的危险性大。设备、管线密集，现场作业难度大。1.6产品及副产品说明名称规格物化性能主要用途干气半成品，C3汁7%(V)比重0.6903全厂的加热燃料液化气半成品，C2汁0.2% (V)；C5汁3.0% (V)比重1.7251气

16、体装置原料和民用燃 料稳定汽油半成品，干点汁203C， 蒸汽压62kPa(夏季)， 蒸汽压74kPa(冬季)，比重：0.7354 含硫：0.056% 氮:46.1ppm辛烷值：78.4 诱导期： 200min汽油发动机燃料柴油半成品：闪点主57C比重：0.937 含硫：0.38% 闪点：66C 十六烷值：28柴油发动机燃料及加氢 精制装置的燃料第二章原料、公用工程及化工三剂名称规格主要物化性质来源混合原料残炭：3.5-7.5%Ni+V 含量：汁20 PPMIBP： 260C ml/538C： 74.0 d420： 0.917 Fe： 2.0X10-6 Ni： 3.8X10-6 V： 8.5X1

17、0-6蜡油、VR常渣催化剂牌号：RICC-1磨损指数：W3.5%(质量 分数)比表面：日220m2/g孔体积：N0.35ml/g微活活性：N 74%(质量 分数)磨损指数：W 2.3 %(质量分数)比表面枳：274m2/g孔体积：0.39ml/g微反活性：79中石化催化剂 齐鲁分公司助燃剂规格：含钯钯含量：N500ppm磨损指数： 4.0比表面枳：80 m2/g 孔体积：0.2 ml/g钯含量：510ppm 磨损指数：3.85 比表面枳：83 m2/g 孔体积：0.26 ml/g山东骏飞公司金属钝化剂牌号：LH-99/AB等凝点：W-20 C运动粘度(20 C )mm2/s :60密度 g/c

18、m3: 1.30-1.55含锑量： 20-26凝点：-21C运动粘度(20C)mm2/s： 58密度 g/cm3: 1.31含锑量： 21淄博凯美可公 司等油浆阻垢剂牌号：QSF2油溶性：全溶运动粘度：W150 (20C),mm2/s闪点：N45C凝固点：W-5C油溶性：全溶运动粘度： 60.09(20C), mm2/s闪点：82C凝固点：-22C淄博齐胜工贸 有限公司等脱硫剂牌号：FM-1总胺含量：N95%凝固点：W-22CPH 值：7.5-9.5粘度(25 C, mpa s)： 100总胺含量：96%凝固点：-23CPH 值：7.5粘度(25C, mpa s)：115潍坊孚美化工 有限公司

19、等第三章生产原理及物料平衡3.1反应再生部分流化催化裂化是在流化状态的催化剂床层中，重质烃类在一定温度下发生下列反 应的工艺过程：（1）分解反应：烷烃、烯烃分解成小分子；环烷烃进行环断裂或侧链断裂；单环 芳烃的烷基侧链的断裂反应。（2）异构化反应：正构烯烃生成异构烯烃；五碳环烷烃生成六碳环烷烃。（3）芳构化反应：六碳环烷烃脱氢生成芳香烃；烯烃环化脱氢生成芳香烃。（4）氢转移反应：多环芳烃逐渐缩合成大分子直至焦炭，同时一部分氢原子转 移到烯烃分子中，使烯烃饱和变成烷烃，因此，流化催化裂化产物中异构烷烃和 芳香烃较多，汽油辛烷值较高，安定性好。3.2催化反应部分影响因素3.2.1原料油性质原料油性

20、质（包括回炼比、转化率）都直接影响产品产率和产品分布，原料越 重，轻质油收率越低。不同的原料，其产品性质也不同。3.2.2反应温度（即提升管出口温度）提升管出口温度的高低，直接影响反应深度的大小，从而影响产品分布。这是影 响催化裂化反应诸多因素中最重要的因素之一。可通过调节剂油比（催化剂循环 量）、再生剂温度、总进料量、反应压力等手段来控制反应温度。反应温度越高， 反应深度越大。3.2.3沉降器压力反应压力是从沉降器顶部到气压机入口或到低压放火炬管网这段设备阻力情况 的反映。它的变化直接影响催化剂的正常硫化循环，影响产品分布，且往往是催 化剂损失量增加的重要原因之一，任何反应压力失控状况的出现

21、都是非常危险 的。3.2.4催化剂催化剂的性质对反应转化率及产品分布、产品性质有着极其重要的影响。不同催 化剂，其活性、选择性不同；不同的操作条件，例如剂油比和再生含碳量不同， 其催化剂平均活性也不同。操作者总是希望选择适宜的催化剂种类，采用适宜的 操作条件（包括剂油比、烧焦深度、维持适当的催化剂损耗、减少重金属污染措 施），使催化剂保持较高的平衡活性和较高的选择性。3.3分馏部分催化分馏就是利用气液相中各组分挥发度的不同进行分离。在塔中，气相从塔底 向塔顶上升，液相从塔顶向塔底下降。在每层塔板上汽液两相密切接触时进行传 热传质。液相部分汽化，气相部分冷凝，进而使同一塔板上气液两相趋向平衡。

22、然后将蒸馏过程的馏分按不同沸点范围分别收集起来。3.4吸收稳定部分稳定过程实质上就是一个多组分的精馏过程，它的原理就是精馏原理。艮即不平 衡的气液两相在塔盘上逆向接触进行传质传热，气相中重组分（高沸点物）优先 冷凝，液相中轻组分（低沸点物）优先气化，最后塔顶得到较纯的轻组分，底部 得到较纯的重组分，从而达到对产品精馏的目的。吸收过程是利用气体混合物中各组分在液体中溶解度不同来分离气体混合物的。3.5物料平衡(2009年9月MIP-CGP工艺改造设计数据)项目Wt%kg/h104t/a进料原料油10010000080合计10010000080产品H2-C23.838003.04C3-C42020

23、00016.0C5 +汽 油35.43540028.32轻柴油27.32730021.84油浆4.040003.2焦炭9.090007.2损失0.55000.4合计10010000080注：(1)年开工时数按8000小时计。(2)转化率，68.7w %； C3+C4+ C5+汽油+柴油产率，82.7w %； C5+汽油+柴油产率，62.7w %产品收率数据取自石科院工艺包。3.6第二脱硫装置1、生产原理第二脱硫装置采用乙醇胺脱硫工艺，属于化学溶剂法。乙醇胺脱硫的过程 是应用碱性的有机胺在常温下能吸收酸性气(H2S、co2等)，而当温度提高时又 重新释放所吸收的气体这一可逆反应而实现的。其反应如

24、下：37C2RNH2+ H2S E (RNH2) H ) 2S如果将含硫的原料气和乙醇胺溶液在较底温度下在吸收塔内接触，则其中 的硫化氢被吸收而得到脱硫。吸收了硫化氢后的乙醇胺溶液经过加热后在解吸塔 内进行解吸。解吸出来的硫化氢可以回收硫磺，而再生后的乙醇胺溶液可以重复 利用。2、主要影响因素1、吸收部分温度的影响由于乙醇胺的碱性随温度的上升而减小，故降低温度对吸收有利，一般控 制在40C左右为宜。压力的影响一定量的气体在不同的压力下有不同的体积，压力增加，体积随之减小。对 有一定硫化氢含量的气体来说，若压力提高一倍，则其体积相对缩小一倍，单位 体积内所含的硫化氢分子数相应提高一倍，因此硫化氢

25、与乙醇胺分子接触的机会 也就会增加一倍，所以吸收效果相对要提高。（3）贫液中硫化氢含量的影响由亨利定律可知，溶液中溶质的分压与其在溶液中的浓度成正比，即：Pi=E.X.，所以在同一温度下（即与不变），XH2S越大，其平衡蒸汽压越大，因此 净化气中硫化氢含量增加，净化效果降低。（4）乙醇胺用量的影响由于工艺条件的不同，以及设备的工作性能，溶液的质量等原因，在吸收 时往往不能达到真正的平衡，一般仅能达到平衡的60%80%，所以需要增加乙 醇胺用量才能保证净化效果。但是乙醇胺用量要适当，过多提高循环量会得到相 反的结果。（5）乙醇胺浓度的影响由于一定量的酸性气需要一定量的乙醇胺来吸收，在胺液用量相同

26、的情况 下，胺液浓度越低，则循环量越大，再生塔的液相负荷和冷却负荷增大，使贫液 质量变差，影响吸收效果；胺液浓度过高，会导致胺液发泡、胺液损失、设备腐 蚀加剧。（6）原料气中杂质的影响原料气中某些物质（如CO2、COS、RSH、RSR等）会与胺液发生反应生 成稳定的盐类，从而造成胺液发泡；原料气中机械杂质也易造成胺液发泡2、再生部分（1）温度的影响由于解吸反应是吸热反应，所以提高温度，增加再生塔的热量有利于胺液 的再生；但是温度过高，会造成胺液分解，增加动力消耗。（2）压力的影响对于乙醇胺溶液来说，在一定压力下沸点是一定的，只要不改变压力，塔 底无论怎样加热均不会有较大变化。而提高或降低压力，

27、将对再生温度有较大影 响。因此必须有一定的压力来保证足够的再生温度，确保再生效果。（3）重沸器供给热量的影响要使解吸较好的进行，必须有足够的热量，需要满足这几方面对热量的需 要：解吸全部硫化氢所需热量；把低温进料加热到解吸温度所需热量；为 再生塔提供汽提蒸汽所需热量。3、物料平衡物料名称流量t/a收率 %（m）催化干气3892724.33液化气11689773.06酸性气41762.61第四章副产品及三废的应用与处理名称排放点主要成分近期综合利用含硫污水V201、H2S、水、油去污水净化再生烟气再生器CO、CO2、粉尘进烟机发电、余热炉产蒸汽酸性气塔403H2S硫磺装置第五章工艺流程简要说明5

28、.1反应-再生单元第二催化裂化装置为高低并列、前置烧焦罐、内置提升管式催化裂化装置。装置于2009年9月MIP-CGP工艺改造时提升管自下而上设有原料油喷嘴、 回炼油喷嘴、急冷油喷嘴，第二反应区。原料油在高效喷嘴混合室内和雾化蒸汽 混合后，被雾化成小油滴进入提升管。提升管底部设有汽油回炼分布器，在分布 器中，汽油和蒸汽混合后经喷淋式喷头进入提升管。2006年厂部重质油加工方案进行了调整，催化原料的品种和供给方式也相 应进行了改变。VRDS减压装置停，渣油全部改为VRDS常压渣油，可以由罐区 送入，也可以进行热进料直供；蜡油则主要是来自蜡油加氢装置的焦化蜡油，有 时接收二常或三常的减三线蜡油，蜡

29、油可采用热进料直供方式，也可由泵404/1， 2接力抽入。两路进料混合进入装置原料缓冲罐容203，掺渣比基本保持在80% 100%。装置蜡油进料（加氢后焦化蜡油）由泵404/1,2抽入，与罐区送入的渣油进料 （VRDS常压渣油）进料中的一路经管道混合一并至装置原料缓冲罐容203，由 原料油泵201/1,2抽出，经原料油浆换热器（换201/1-4）升温至180220C，进 入提升管下部第一反应区的原料喷嘴。提升管设置两个反应区。在第一反应区内，雾化后的新鲜原料油与高温催化 剂接触，立即汽化、反应，产生的反应油气携带催化剂以活塞流沿提升管向上流 动。在提升管下段第一反应区的出口设置急冷油喷嘴，通过

30、汽油回炼，抑制二次 裂化反应，同时由于第二反应区扩径，延长停留时间，增加氢转移反应和异构化 反应。为了控制第二反应区扩径后的空速，第二反应区底部通过MIP斜管和MIP 滑阀补充部分待生催化剂。在提升管出口设有粗旋，使催化剂与油气迅速分离， 减少二次反应。在再生器中，催化剂分为三路：一路经再生斜管进入提升管反应 器，完成反再系统的催化剂循环，该路催化剂循环量的大小，由提升管出口温度 控制再生滑阀的开度进行控制。一路经外取热上斜管进入外取热器，降温后的催 化剂通过外取热下斜管返回烧焦罐，该路催化剂循环量，由烧焦罐床层温度控制 外取热下滑阀的开度进行控制。另一路，经循环斜管、滑阀进入烧焦罐，以提高

31、烧焦罐内的起始温度。再生烟气经再生器内6组两级旋风分离器回收烟气携带的 催化剂细粉后，进入三旋。为维持两器热平衡，增加操作灵活性，在再生器旁设置可调热量的外取热器， 由再生器床层引出高温催化剂（700C ）流入外取热器后，经取热列管间自上向 下流动，取热管浸没在流化床内，管内走水，取热器底部通入流化空气增压风以 维持良好流化，造成硫化催化剂对直立浸没管的良好传热，经换热后的催化剂温 降100C左右，通过斜管及外取热器下滑阀流入烧焦罐。外取热器用的脱氧水自余热锅炉来，进入汽包，与外取热器换热出来的汽一 水混合物混合，传热并进行汽、液分离后产生的4.3MPa （表）饱和蒸汽送至余 热锅炉过热，并入

32、装置中压蒸汽管网。汽包中的饱和水由循环热水泵101/13抽出，形成强制循环，进入外取热器取热管。再生器和烧焦罐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 压机升压后（0.42MPa （表）流量150立方米/分钟），作为外取热器流化风。因 调节取热量需要，同时满足增压防喘振的需要，增压风过剩时，可将部分增压风 并入主风管线。自动控制部分再生器操作压力由三旋后的烟气双动滑阀或烟机入口蝶阀控制。提升管出口温度由再生滑阀控制。待生滑阀用来控制汽提段催化剂料位高度，要求保证最低料位高度以确保良 好的汽提，同时也要防止料位过高，而使催化剂从料腿中重新被携带。提升管第二反应区床层料位由MIP滑阀控

33、制。再生器床层料位由循环滑阀控制，但在料位规定范围内可以不加控制，只要 严密监视。烧焦罐温度可调节外取热器下滑阀开度或调节外取热器流化风量来调整取 热量，使进入烧焦罐的催化剂流量或温度变化，从而控制了烧焦罐温度。开工用新鲜及平衡催化剂由汽车从厂内仓库运送至装置内新鲜催化剂储罐 和平衡剂催化剂储罐，用系统来的非净化风（压力0.6MPa （表）温度30C）输送 至再生器和烧焦罐，正常补充催化剂用小型加料，用非净化风送到再生器。为保 持催化剂比表面和重金属含量不超过允许值需从再生器定期卸出催化剂至废催 化剂罐。废催化剂储罐考虑了催化剂卸除装运设施。钝化剂系统为桶装的钝化剂 溶液用泵抽至钝化剂罐，然后

34、由钝化剂注入泵压送至提升管进料总管与原料油混 合后进入提升管进料喷嘴。钝化剂是水溶性的，钝化剂用水稀释，水与钝化剂比 例按10： 1考虑。由反应沉降器出来的反应油气进入分馏塔（塔一201）烟气能量回收系统来自再生器的具有压力的高温（670C ）含催化剂（1克/标准立方米）烟气 首先进入一台多管式三级旋风分离器，分离出其中大部分催化剂，使烟气中催化 剂含量降到0.2克/标准立方米以下，大于10 U的颗粒基本除去，以保证烟气透 平叶片常周期运转，净化了的烟气从三级旋分器出来分为两路，一路经切断闸阀 和调节蝶阀轴向进入烟气透平膨胀做功，驱动主风机回收烟气中压力能，做功的 烟气压力从约0.3MPa （

35、表）降至0.108MPa （表），温度由670C降至503C， 经水封罐和另一旁路经双动滑阀调节放空的烟气汇合后进入余热锅炉回收烟气 显热发生3.82MPa （表）420C过热蒸汽，烟气经余热锅炉后温度下降至180C 最后排入烟囱。在烟气透平前的水平管道上装有高温平板闸阀及高温蝶阀，高温 平板闸阀是在事故状态下紧急切断烟气进入透平之用，调节蝶阀及副线上双动滑 阀具有相同功能，均可对再生器压力起调节作用。从三旋分离出来的催化剂细粉 主要是小于30 u的，通过四旋进一步回收的细粉，连续排入细粉收集罐，然后 进入细粉储罐，设计考虑在细粉储罐下方将催化剂装车外送，或回用一部分催化 剂。从三旋排出的细粉

36、夹带约25%的烟气要连续从四旋顶部排出，为维持整 个系统压力，从放空线上装有临界流速喷嘴，此喷嘴已接近临界状态下操作，改 造后设计上考虑了耐磨措施。此放空管为衬里管。在烟机入口管道上，高温平板闸阀前设计一根放空线，该线是烟机未开时放 空用，以防管线中积凝液腐蚀管线。在烟道水封罐设有常流水的小水封，作用其一是起密封作用防止烟气漏出， 其二是置换酸性水的作用，因烟气与水接触后，有部分NOX、SOX溶于水，使水 PH值下降而腐蚀水封罐，所以说水封罐的小水封需要常流水。回炼油过滤器系统从回炼油集合管来的回炼油或从稳定换303返回的回炼油部分经过FIC2004 进入回炼油冷水槽L207冷却至250C以下

37、，然后进入回炼油过滤器过滤，滤清 液固体含量小于5ppm，滤清液送UFR/VRDS做稀释油，加氢改性后返回催化做 为进料组分。定期排出的滤渣进入排渣罐，用干气压入分馏塔底部，进入油浆系 统。5.2分馏单元分馏塔(塔201)共32层塔盘，塔底部装有8层工字挡板。来自沉降器的高 温油气经大油气线进入分馏塔工字挡板底部，与工字挡板顶部返回的275C循环 油浆逆流接触，油气自下而上被冷却洗涤。油气经分馏后得到气体、粗汽油、轻 柴油、回炼油、油浆，为提供足够的内部回流并使塔负荷分配均匀，分馏塔设有 四个循环回流：顶循环流、一中回流、二中回流、塔底油浆回流。分馏塔顶油气分馏塔顶油气自塔顶进入空气冷却器，冷

38、却至6080C，再进入分馏塔顶后 冷器冷至40C，进入油气分离器容201分离。容201中的富气进入气体压缩机， 冷凝的粗汽油用泵加压后送往吸收稳定部分的吸收塔顶做吸收剂，分出的含硫污 水经泵加压后分为两路，一路出装置含硫污水管网，另一路作为急冷水去提升管。顶循环回流顶循环油自分馏塔第29层下部集油箱用泵抽出，温度为140160C。分馏塔 的操作中考虑了打冷回流，当冷回流量为5350公斤每小时时，冷回流的取热量 占顶循环回流取热负荷的10%，塔顶温度为114C，塔顶压力下水蒸气的露点温 度103108C，温度相差5C，能满足操作控制要求，因此在操作中应该控制冷 回流的量大于5000公斤/小时。轻

39、柴油为了增产柴油，分馏塔第17、21层开有抽出口，第17层为全抽出斗，自流 至上部轻柴油汽提塔；第21层为部分抽出斗，自流至下部轻柴油汽提塔，均经 水蒸汽汽提后，用泵分别从汽提塔底部抽出，上汽提塔泵出口调节阀与出装置压 控阀配合控制上汽提塔液面，下汽提塔泵出口调节阀为流量控制，两股柴油经过 调解阀后合并，首先进入稳定解析塔底重沸器加热稳定脱乙烷油，后与富吸收油 换热，然后经空冷、水冷冷却至40C，一路作为产品出装置，另一路作为贫吸 收油至再吸收塔，吸收后的富吸收油又返回经换热至140C进分馏塔第18层或 22层塔盘。一中系统一中自分馏塔第13层下部抽出斗抽出，温度260310C，经泵先作为解析

40、塔 底重沸器的热源，温度将为190C，至换热器换热，后进冷凝器用循环水冷却至 160 C返塔201第16层。由于重柴油进UFR/VRDS做稀释油组合工艺的要求，为了防止分馏塔第11、 12层塔盘干板，一中从泵205/1,2出来后新增一根一中回流直接返塔线，至分馏 塔第12层，作为内回流。重柴油系统根据胜利炼油厂提出重柴油进UFR/VRDS做稀释油组合工艺的要求，为了减 少重柴油中的催化剂含量，重柴油自分馏塔第8、10层抽出，温度335C，进新 增的重柴油泵214/1,2升压后至VRDS装置，为了保证输送过程中的安全，重柴 油管线至冷207冷却后，再进VRDS装置。（6）二中系统回炼油自分馏塔第

41、三层下部集油箱自流入容202馏分，温度335350C，用 泵207/1,2抽出后分为三路，第一路作为回炼油进提升管，第二路作为内回流直 接返回分馏塔第二层，既可防止三层以下干板又可调节分馏塔底液面；第三路油 为二中回流，做稳定塔底重沸器换303的热源，换热至250260C返一部分反分 馏塔第5层。另一部分经回炼油过滤器送UFR/VRDS做稀释油，加氢改性后返 回催化作为进料组分。（7）油浆系统循环油浆由泵208/13从分馏塔底抽出，温度320350C，一路反应一反出 口冷油喷嘴进行回炼；一路为油浆热返塔直接返至油浆返塔上口，调节分馏塔一 层塔盘温度;另一路进换201/14（油浆原料换热器）换热

42、至310C，再进换202/1,2 （油浆蒸汽发生器）产生4.2MPa的中压蒸汽，出口温度275C从工字挡板上下 返塔，由各自的控制阀调节流量达到控制整个分馏塔热负荷及洗涤催化剂的目 的。其中分出一路油浆作为产品经冷208水箱冷却至100C出装置。由于掺炼渣 油后，为了防止分馏塔底烧焦，控制分馏塔底处于过冷状态，塔底温度不大于 350C。5.3吸收稳定单元从分馏部分（容201）出来的富气被富气压缩机（机301）压缩至1.41.6MPa， 压缩气体与脱吸塔顶气体混合经空冷器冷却至60C，再与吸收塔底油混合，混 合后用冷301/5-8冷凝冷却到40C，进入油气分离器（容301）。容301分离出 来的

43、污水返空冷201前，去容201。吸收塔/解析塔（塔301/1,2）改造中更换。吸收塔的操作压力为 1.41.45MPa（A），操作吸收温度为4748C，从容301来的富气进入吸收塔下部， 从分馏部分来的粗汽油及补充吸收剂分别由第27、30层和32、35层打入，与富 气逆流接触。从吸收塔顶出来的贫气进入再吸收塔底部，与贫吸收油逆向接触， 以吸收贫气中的C3组分，再吸收塔顶压力为1.351.40MPa（A），操作温度为 4145C，从再吸收塔顶出来的干气分为两路，一路送往脱硫装置脱硫，另一路 进提升管作为预提升干气，塔底富吸收油返回分馏塔。从吸收塔顶出来的贫气进入再吸收塔（塔302）底部，与贫吸收

44、油逆向接触， 以吸收贫气中的。3组分，再吸收塔顶压力为1.351.40MPa（A），操作温度为 41-45C，从再吸收塔顶出来的干气分为两路，一路送往脱硫装置脱硫，另一路 进提升管作为预提升干气，塔底富吸收油返回分馏塔。自容301出来的凝缩油经泵301/1，2加压与稳定汽油换热（换304）到70C， 进入塔301/2上部，塔底温度约为140C，塔顶压力1.61.65MPa（A），解析塔 底重沸器换301由分馏一中换热，解析塔顶气体至空冷301/14前与压缩富气 混合，解析塔底的脱乙烷油与稳定汽油换热（换302/1）至140145C进入稳定 塔303。塔303顶的操作压力为1.3-1.35MPa

45、 （A），塔底温度为172-185C。塔 底重沸器的热源由分馏二中供给。液化气从稳定塔顶馏出，经空冷304/14、 水冷304/5-8冷凝冷却至40C，进入容303稳定塔顶回流罐。液化气用泵304/1，2加压，一路作为塔顶回流，另一路作为产品出装置。塔底的稳定汽油先经换 302/1-2与脱乙烷油换热后一部分去反应提升管，剩余再经换304与凝缩油换热 后，再经换305/3, 4与除盐水换热、冷305/1-2与循环水换热冷却至40C, 一 路作为产品出装置，另一路经泵305/1,2加压后作为补充吸收剂进吸收塔。5.4脱硫单元来自再吸收塔(塔302)的干气进入容404进行气液沉降分离，凝液压入分 馏

46、单元塔201，干气进入干气脱硫塔(塔402)底部，塔402顶压力0.850.95MPa (g),在干气脱硫塔内干气与胺液逆流接触，胺液吸收干气中硫化氢，脱后干气 经容405沉降，脱净胺液后进入高压管网。来自稳定塔(塔 303)的液化气进入液化气脱硫塔(塔 401)底部，塔 401 顶压力0.9MPa (g),在液化气脱硫塔内液化气与胺液(n甲基-乙二醇胺溶液) 逆流接触，胺液吸收液化气中硫化氢，脱后液化气经容403沉降，脱净胺液后送 入液化气脱硫醇装置进一步精制。胺液再生塔顶酸性气经冷401(酸性气-循环水 冷却器)冷却至4050C，进入容407进行沉降分离，酸性气送硫磺装置生产硫 磺，酸性水

47、经泵403/1,2打回胺液再生塔14层循环利用。2006年4月新上跨线一条，将塔401底富液直接进泵402/1,2入口，不进塔 403再生，降低换402蒸汽消耗。第六章稳定单元停工步骤及方法6.1降温将量反应岗位降温将量，分流岗位调整操作，稳定岗位降温将量调整操作。.根据汽油、液化气和干气量，停塔301/1补充吸收剂量，适当降低塔303 回流量，塔301 一、二中降量必要时停泵。.利用一、二中热源，解析塔和稳定塔压力按照上限控制o PICA401压力正 常控制。.将塔302吸收剂量切除，LICA-306维持10%。.反应降温降量前1小时，各塔器保持低液面，一泵不抽空为宜，根据经验 容303、塔

48、301、303页面控制在10人15%，容301控制在15人25%。6.2切断进料，退油反应岗位切断进料，分流岗位将汽油，柴油改不合格线，稳定岗位开始全力 进行退油工作，退油结束，气压机停机。1、联系分馏，确认粗汽油由FIC210处改不合格线。(前提)2、快速将容301、塔301/2的油拿到塔303处走合格线出装置。(重点)塔301尽快拿油，抽空后停泵301，将LICA-301控制阀，副线阀开打， 向分馏拿油。启动泵302/3快速向不合格线拿一、二中系统油。(重点)泵303抽空后停泵。塔303加快拿油速度，FI-317开至最大。容303液面空后停泵304.3、开泵305，快速将稳定汽油换热器内存

49、油经FIC303处不合格线拿出装置，泵抽空后，停泵。(重点)换 303-换 302/1,2-TIC309-换 305/3-4-冷 305/1-2-泵 305-FIC303- 汽油不合格线f催化罐区6.3稳定系统顶油、拿残油稳定系统退油完毕，联系设备岗位气压机停机，稳定系统压力低于蒸汽压力 时，稳定系统开始从泵上给蒸汽往塔和容器内顶油，顶油的同时开泵302/3通过 拿油线从塔底和容器底部拿残油进不合格线，拿残油要反复拿，多次拿，拿干净。（安排人上塔301/1，2和塔303开塔设备用进料口器壁阀）1、稳定系统退油完毕，气压计切除系统后，关闭PICA-401/1，2手阀，系统 保压。（1）停空冷30

50、1/1人4，水冷301/5-8切除，循环水放空。（2）机301出口阀后DN40蒸汽线给汽吹扫。根据系统压力情况，我的系统给汽顶油，防止油串蒸汽管网。防止水击，如果出现水击现象立即停止给汽，顶油过程中泵302/3 一直开泵拿油进不合格 线。顶油进塔部分早给蒸汽，便于项进塔的油尽快落下。泵301 / 1出口给汽，项油进塔301/2。泵301 / 1入口给汽，顶油进 容 30l。流程如下：泵301 / 1出口 一换304-塔301 / 1的30#顶油。（早给蒸汽）泵 301 / 1 入口一容 301（2）泵303 / 2出口给汽，顶油进塔303。泵303 / 2入口给汽，顶油进塔 301/2。泵30

51、3 / 2出口一换302 / 12-303的1 5#和19#顶油。（早给蒸汽）泵 303 / 2 入口一塔 301/2泵305 / 1出1： 3给汽，顶油进塔301/1。泵305 / 1入口给汽，顶 油进塔303。冷305 / 12冷却器和冷305 / 3、换302 /2除盐水切除，循环水和除盐水 放空。换304稳定汽油系统投用，避免憋压，便于扫线、拿油。流程如下：泵305 / 1出13-FIC303-塔301 / I的32#和35#顶油。（早给蒸汽）泵 305 /I 入口一冷 305 / i，2-换 305 / 3, 4-TIC309-换 304-换 302 /1，2-塔303（先拿残油，后

52、给蒸汽）（4）塔301 / 1 一二中系统。泵302/ 1，3出入口给汽顶油进塔301/1。泵 302 /32、中出入口阀关死，拿油进不合格线。泵 302/ 1 出 口给汽-FIC304-冷 302/ 1，2-塔 301 / 1 的 25#（早给蒸 汽）泵302/ 1入口给汽一塔301 / 1的26tt（早给蒸汽）泵 302 / 3 出 口给汽-FIC305-冷 302 / 3，4-塔 301 / 1 的 14#（早给蒸 汽）泵302 / 3入口给汽一塔301 / I的15#（早给蒸汽）3、将塔301 /I的27#和30#手阀全开，联系分馏岗位用泵202打水进塔301 / 1的27#和 30#

53、顶油；同时将塔301 / 1塔盘油漂下。f. -j 15分钟左右。（退油完成一遍后就可以给水)流程：泵 202/2 一 FIC210-F1310 一塔 301 / 1 的 27#和 30 并项油。(10 分钟)粗汽油进塔303部分:泵202/2 一 FIC210 一 F1310 一脱乙烷油进换302/ 1前。(5分钟，改好流程)4、联系分馏塔302贫吸收油线蒸汽顶油、扫线。流程如下：FIC211阀后给汽一.塔302的25#和 30#(早给蒸汽)FIC211阀后给汽f LICA306-塔302底部FIC211阀后给汽f换204/2,3f塔201的18#和22# (早给蒸汽)5、拿残油要反复拿，多

54、次拿，尽量拿干净。稳定汽油系统换热器多年，存油 多，先拿稳定汽油仙人跳，换303、冷305/1,2、换305/3,4拿完一遍后至305/1 入口给汽顶油。容301拿残油联系气压机从容309引蒸汽吹扫凝缩油线。流程:气压机容309f LICA511 f 容 301启用泵302/3向不合格线退残油。泵抽空后，观察界面情况，确定容30l无油后，关容301拿油线手阀。.塔302拿残油K合分馏岗位蒸汽吹扫塔302吸收剂线。流程如下：FIC211阀后引蒸 汽f塔302副线一换204-20l的18#和22#。将LIC306下游阀关死，将塔302底拿油线手阀打开。启用泵302 / 3向不合格线退残油。泵302

55、 / 3抽空后，打开塔302底放空阀，确认无油后，关塔302拿油 线。换301/A，B底拿油分别打开H301 / A，B底拿油线，待泵302 / 3抽空后停泵。开放空检查有无存油。确认无油后，关换301/A，B底拿油线手阀。换303底拿油T303底给汽稍开，一则保压，二则将液态烃赶至塔顶。打开换303底拿油线，启动泵302 / 3向不合格线送油。C 待泵抽空后停泵，检查放空。确认无油后，关换303底拿油线手阀。换 305 / 34、冷 305 / 1 一 2、L302 / 1. 2. 3. 4 拿油冷305 / 1-2底部DN25拿油线始终全开。冷305 / 12循环水切除，放 空。开换305

56、 / 34拿油线，待油拿净后，换305 / 34除盐水系统切除， 换热器放水当L302/1.2.3.4中残油拿净后，循环水切除，放空，开泵302/1. 3出入 口扫线蒸汽给汽吹扫。6、拿残油要反复几次、拿干净。至此，粗汽油线、富吸收油线、混合油线、 富气线、脱乙烷油线、吸收剂线、稳定汽油线无油。6.4稳定系统水顶液化气稳定系统拿油结束，开始水顶液化气。水的密度比液化气大，为了顶干净， 可以先正顶后反顶，和正常生产时液化气流向相同为正顶和正常生产时液化气流 向相反为反顶。空冷304/-4停运。1、水顶液化气，正顶关 L304/5. 6 A,N 阀，出口稍兀。启动泵305 / 1向L304 / 5

57、8送水。流程如下：泵 30511-L304 / 58-容 303 -泵 304要点：A -先关L304 / 58入口阀，泵305 / 1继续打水，缓慢打兀出口阀(稍 兀一点)，保持L304 / 58压力大于塔303系统压力，防止液化气串入L304 / 5 8。B -L304 / 58放不凝汽阀打兀。(防止部分液化气浮在水面上，没顶出)C 看好界面、液面，待界面迅速升高，表明液化气已拿空。2、水顶液化气，反顶。(PIC301付线全兀)关死 L304 / 5-8 出 口阀。启动泵305 / 1向L304 / 58送水。流程如下：泵305 / 1-L304/ 1 4-热旁路PIC301 一容303-

58、泵304要点：控制好进水量，尽量缓慢。专人看好容303界面和液面。尽量使液态烃进容303，少进塔303.启动泵304，由液面就拿走。界面上升迅速，而液面上升较慢，说明空冷系统液化气已拿净，停 水。容303继续装水，同时联系气分加强脱水。容1/1界面加强监护。流程如下：泵304-FIC307-塔401副线一气分容1 / 1泵 304-FIC308-塔 3033、水顶液化气结束后，不着急撤水，系统泄压完毕，全面扫线给汽时塔 303顶放空见汽再撤水，避免系统泄压时残存的液化气汽化吸热冻坏设备。撤水 要缓慢，避免设备抽负压。撤水完毕，L304 / 58循环水切除放主。6.5稳定系统泄压1、稳定系统泄压

59、原则：如系统压力较高，影响高压管网撤压压力平衡后 再向低压管网撤压。2、塔301、302系统一塔402系统-PIC40l-高压管网。待压力平衡后，管死PICA401手阀，放火炬至压力0.02MPa，打开塔 301/1,2和塔302塔顶放空。塔301/下底给大蒸汽。3、塔303系统一容303-PIC302-高压管网(1)待压力平衡后关死PIC302去高压，放低压至0.02MPa。打开塔303顶放 空(2)塔302底给大气。6.6全面扫线在给其吹扫进塔前，检查确认空冷全部停运，水冷全部切除，循环水、除 盐水放空，各塔顶放空稍开，泵上给汽点给大，塔301/2底给汽点、塔301/1给 汽点、塔303底

60、给汽点作为补充，稍给，避免给汽顶牛，塔302底给汽点、塔 301/1顶给汽点，塔303顶给汽点不考虑给汽。汪意事项给汽点作为补充，稍给。（1）稳定系统各塔安全阀定压值高，所以安全阀手阀不用关死，但塔顶放 空和顶底排空要开。（2）在吹扫过程中，注意低点排水防止水击。同时塔的压力不宜控制的太 高。（3）吹扫过程中泵上给汽点给大，塔底给汽点根据塔压力稍给，系统各放 空阀全开。（4）吹扫时各放空阀、采样口、液面计上下放空、测压点（压力表拆下） 均要见汽。（5）不能长时间吹扫泵体、控制阀，尤其是各流量计，吹扫前应切出， 吹扫时稍微一带即可。（6）要反复吹扫、憋压，撤压，确保吹扫干净。（7）吹扫完毕，设备