280万吨催化裂化装置操作规程

280万吨/年催化裂化装置操作规程（试用版）中国石化股份公司长岭分公司280万吨/年催化裂化装置操作规程（试用版）本规程起草人：本规程审核人：本规程批准人： 2010-06-10发布2010-06-10实施中国石化股份公司长岭分公司发布目录TOC\o"1-4"\h\z\u前言 PAGEREF_Toc263433528\h1第一章装置概况 31.1装置简介 31.2技术特点 3HYPERLINK\l"_Toc263433532"1.2.1反应-再生工艺技术 31.2.2反应部分工艺技术特点 41.2.3再生工艺技术特点 6HYPERLINK\l"_Toc263433535"1.2.4外取热技术 7第二章工艺原理概述 82.1催化裂化反应机理 82.1.1正碳离子学说 82.1.2催化裂化的反应历程及特点 92.2催化裂化反应类型 102.3催化裂化反应影响因素 112.3.1影响反应的主要因素 112.3.2影响再生的主要因素 132.3.2反再系统三大平衡 13第三章工艺过程说明及流程图 153.1工艺过程说明 153.1.1反应—再生部分 PAGEREF_Toc263433547\h153.1.2分馏部分 163.1.4烟气能量回收系统 183.1.5产汽部分 \h183.1.6余热锅炉部分 183.2工艺原则流程图 183.3工艺控制流程图 18HYPERLINK\l"_Toc263433554"3.4装置平面布置图 18第四章主要工艺指标和技术经济指标 194.1设计物料平衡 194.2主要技术经济指标及装置能耗指标 204.3主要工艺控制指标 224.4公用工程指标 23第五章主要原料、辅助材料、产品及中间产品性质 305.1主要原料性质 305.2主要辅助材料性质 305.2.1辅助材料消耗 305.2.2催化裂化剂性质 315.3产品组成与性质 315.3.1干气和液化石油气组成 315.3.2汽油、轻柴油性质 325.3.3油浆性质 33第六章主要设备一览表及主要设计参数 346.1装置主要静设备一览表 346.2装置主要泵设备一览表 426.3装置大型机组主要设计参数一览表 446.4装置特殊阀门主要技术参数一览表 456.5主要仪表参数 46第七章工艺联锁自保系统与操作 PAGEREF_Toc263433575\h527.1装置工艺联锁说明 527.2各联锁回路逻辑图 637.3工艺联锁报警及联锁值一栏表 PAGEREF_Toc263433578\h647.4联锁回路的正常操作 657.4.1工艺自保联锁操作法 657.4.2机组自保联锁操作法 33581\h65第八章开工准备、开工步骤及要点 668.1开工准备 668.2开工统筹图 688.3开工程序 688.4开工具体步骤 688.5开工操作要点及注意事项 76第九章停工准备、开工步骤及要点 789.1 停工准备 789.2 停工统筹图 799.3 停工程序 799.4 停工具体步骤 799.5 装置停工退料吹扫注意事项 85第十章岗位操作法 PAGEREF_Toc263433594\h8710.1操作任务及操作原则 8710.2与上下游及系统间关系 8710.2.1主要相关的上下游装置 PAGEREF_Toc263433597\h8710.2.2装置对外协作关系 8710.3工艺参数及产品质量控制方法 9010.3.1反应部分岗位 263433600\h9010.3.2分馏部分操作法 10010.3.3吸收-稳定部分操作法 10810.4现场操作 03\h11610.4.1换热器的操作 11610.4.2空冷器的操作 11810.4.3离心泵的操作 12010.4.4产汽系统的操作 13310.5特殊设备操作 13810.5.1主风机组B-101A技术规程 13810.5.2备用主风机组B-101B技术规程 17310.5.3增压机组B-102技术规程 18610.5.4富气压缩机组C-301技术规程 PAGEREF_Toc263433612\h19610.5.5除氧器技术规程 22210.5.6给水泵技术规程 23110.6DCS系统操作 63433615\h238第十一章装置事故及异常操作处理 23911.1事故处理原则 23911.1.1装置事故处理总体原则 433618\h23911.1.2反应岗位事故处理原则 23911.1.3分馏岗位事故处理原则 23911.1.4稳定岗位事故处理原则 PAGEREF_Toc263433621\h24011.2装置事故的若干操作工况说明 24011.3事故及异常操作处理 24011.3.1反再系统事故及异常操作处理 PAGEREF_Toc263433624\h24011.3.2分馏系统事故及异常操作处理 24511.3.3稳定系统事故及异常操作处理 247第十二章安全环保知识 24812.1关键要害部位分布及安全监控管理 24812.2装置所产三废情况分布、主要性质、数量、危害和处理方法 24812.3.1废气污染源、污染物及处理措施 24812.3.2废液 24812.3.3固体废物 24912.3.4噪声源 24912.3装置开停工安全环保操作要求 25012.3.1开工安全环保操作要求 25012.3.2停工安全环保操作要求 25012.4安全装备操作（使用）方法及管理要求 25112.4.1防火防爆基本知识 25112.4.2消防灭火的原理 25212.4.3防火防爆一般日常规定 25212.4.4灭火的基本方法 25312.4.5车间常用消防器材及使用 25412.4.6工人防火须知 25612.4.7气防安全装备 25712.5环保和职业卫生技术规定 26112.5.1防止硫化氢中毒十条规定 26112.5.2装置存在的有害物质最高容许浓度 26212.5.3生产车间和作业场所的噪声标准 262280万吨/年催化裂化装置操作规程（试用版）-PAGE269-前言1范围本规程规定了280万吨/年催化裂化装置工艺、设备和安全的相关操作方法。2规范性引用文件下列文件中的条款通过本规程的引用而成为本规程的条款。Q/SH3190601—2010长岭分公司炼油生产装置工艺卡片及馏出口分析作业计划3相关术语反应时间油气在提升管内的停留时间。剂油比单位时间内进入反应器内的催化剂循环量与反应总进料量之比。催化剂循环量每小时自再生器流入反应器内的催化剂的数量。催化剂藏量存在某个设备内的催化剂数量，即称为该设备内的催化剂藏量。二次燃烧再生烟气中含有CO2、CO、O2，在正常操作中控制一定的氧含量，氧含量直接影响再生效果。如果氧含量过高，或烟道气温度过高，CO就会在稀相或烟道中燃烧变成CO2，引起烟气温度进一步升高，这种现象称为二次燃烧。富氧再生供氧量大于烧焦过程所需氧量，再生烟气中保持较高氧浓度，这种再生方式叫富氧再生。燃烧油为维持系统的热量平衡，向再生器密相床层喷入柴油或蜡油，用它燃烧所放出的热量补充系统热量的不足。这种用途的轻柴或蜡油叫燃烧油。平衡催化剂新鲜催化剂使用一段时间后，活性逐惭下降，此时应逐惭加入少量的新鲜剂以维持一个较为稳定的平衡活性，这时系统的催化剂叫平衡催化剂。待生催化剂指从反应汽提段出来的表面附有积炭的催化剂。再生催化剂-PAGE270-指经过再生系统，已烧掉绝大部分积炭将进入反应器的催化剂。炭堆积当生焦能力超过烧焦能力时，催化剂上的焦炭量的增加成为主要矛盾，就会形成炭堆，此时催化剂上的焦炭量象滚雪球一样越积越多，催化剂的活性不断下降，产品明细变差的现象。回流比是塔顶回流量与产品量之比。烧焦强度单位时间内单位藏量的催化剂烧掉的焦炭量，本装置再生烧焦强度指单位时间内的烧焦量与再生器（包括烧焦罐）中催化剂藏量的比值。热虹吸式再沸器重沸器中由于加热汽化，气液混合物的密度减小，使重沸器的出口和入口产生净压差，因而不必用泵就可以不断循环。重时空速（WHSV）每小时进料量/催化剂的装填重量。280万吨/年催化裂化装置操作规程（试用版）第一章装置概况1.1装置简介本装置为长岭分公司油品质量升级改扩建工程新建装置之一，设计规模为280万吨/年，年开工时数按8400小时考虑，按三年一检修设计。根据全厂加工总流程安排，本装置与产品精制装置、气体分馏装置和乙苯装置组成联合装置。装置采用石科院开发的MIP工艺技术，以期实现提高汽油产品的RON，降低汽油产品的硫含量和烯烃含量，达到多产清洁汽油，从而满足生产欧Ⅳ汽油调和组分和为下游化工装置提供原料的要求。装置包括反应-再生部分、主风机组及烟气能量回收部分、增压机组、分馏及吸收稳定部分、气压机组、产汽及余热锅炉部分、低温余热回收系统部分。1.2技术特点1.2.1反应-再生工艺技术反再工艺技术包括三部分内容：反应技术、再生技术及反再组合技术。其中，反应技术是核心，再生技术是为反应系统服务的，而反再组合技术是二者之间优化的桥梁。本装置反应再生部分的组合技术采用两器并列形式，该组合形式是先进灵活的反应技术与简单高效的再生技术的组合，具有结构简单、安全性好、操作简单、能耗低等优点。装置反应部分采用石油化工科学研究院开发的MIP工艺，再生部分则采用LPEC的专利技术快速床-湍流床主风串联再生技术。两器的结构简图见下图。280万吨/年催化裂化装置操作规程（试用版）外取热器再生器外取热器再生器再生器烧焦罐二密相沉降器1.2.2反应部分工艺技术特点一、MIP工艺简介MIP（ANovelFCCProcessforMaximizingISO-Paraffins）工艺是石油化工科学研究院开发的降低汽油中烯烃含量配合多产丙烯的工艺技术。MIP工艺的思路是在现有的提升管反应系统基础上，增加一些有用的二次反应以改善产品质量，最大化生产异构烷烃，在降低催化汽油的烯烃含量的同时，维持汽油的辛烷值基本不变。催化裂化生产异构烷烃理想反应示意图：理想反应区的作用第一反应区：反应温度高、油剂接触时间相对较短，生成较多的烯烃和处理较重的原料油。第二反应区：反应温度低、油剂接触时间长。抑制二次裂化反应，增加异构化和氢转移反应，从而使汽油中的异构烷烃和芳烃含量增加。二、MIP工艺特点采用串联提升管反应器，优化催化裂化的一次反应和二次反应，从而减少干气和焦炭产率，有利于产品分布的改善。串联提升管反应器分为两个反应区：第一反应区以一次裂化反应为主，采用较高的反应强度，经较短的停留时间后进入扩径的第二反应区下部，第二反应区通过扩径、补充待生催化剂等措施，降低油气和催化剂的流速、降低该区的反应温度、满足低重时空速要求，以增加氢转移和异构化反应，适度控制二次裂化反应。在二次裂化反应和氢转移反应的双重作用下，汽油中的烯烃转化为丙烯和异构烷烃，使汽油中的烯烃大幅度下降，而汽油的辛烷值保持不变或略有增加。在必要的情况下也可采用装置自产的粗汽油馏分作为第二反应区的冷却介质，一般情况下不采用。在保证重油转化率的同时，可以单程亦可以回炼操作，根据原料油性质及市场变化对产品结构的需要而定。MIP工艺技术生产的汽油烯烃含量比常规FCC工艺低，同时其研究法辛烷值RON基本不变，马达法辛烷值MON有所提高，符合汽油新标准和清洁燃料的发展方向。丙烯产率比常规FCC高。三、反应部分其它工艺技术特点本次设计在采用MIP工艺技术的基础上，还采取如下措施以实现反应技术的进一步优化：采用预提升技术：使催化剂在与原料油接触之前具有合适的速度和密度，以有利于油剂的充分接触。提升介质为干气，不仅可减少蒸汽用量和污水排放量，同时对减少催化剂水热失活和钝化重金属Ni有一定的作用。280万吨/年催化裂化装置操作规程（试用版）选用特殊设计、雾化效果好的原料油喷嘴，采用适宜的原料油预热温度，尽可能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。优化反应时间设计，为降低汽油烯烃含量创造良好的条件。第二反应区反应时间要求~5s，空速要求20h-1.工程设计中采用如下手段满足二反区空速要求：设置带滑阀的待生催化剂循环管；优化的反应分布板设计.反应二区入口设急冷设施（正常情况下不投用，必要时投用），控制反应二区出口温度。采用提升管出口快速终止反应，提升管出口设置粗旋快分使油气与催化剂快速分离，粗旋升气管与沉降器单级旋分器入口软连接，以达到快速终止二次反应，减少反应油气在沉降器的停留时间从而减少二次反应和热裂化反应的发生，同时提高旋分效率，减少催化剂的跑损。汽提段采用高效汽提技术：汽提段经过对挡板结构的改进，可提高汽提效率并降低汽提蒸汽用量，同时适当加大汽提段的停留时间。经过采用以上措施，使催化剂从进入提升管开始直至与原料混合反应，然后与油气分离，最终油气离开沉降器，待生剂离开汽提段的各个阶段均处于较为理想的环境之中，从而为提高轻油收率、提高产品质量，降低干气及焦炭产率创造了良好条件。1.2.3再生工艺技术特点再生部分的设计原则是以最小的代价最大限度地保护和恢复催化剂的活性。最大限度保护催化剂就是再生过程中催化剂失活要尽量小；恢复催化剂活性就是催化剂要具有较低的定碳。再生工艺采用我国具有自主知识产权的、世界先进的快速床-湍流床主风串联再生技术。快速床-湍流床主风串联再生技术主要特点如下：较高的总烧焦强度。该技术第一段采用快速床再生，由于烧焦罐流化状况极大地改善了气体传质条件，使其具有很高的烧焦强度。第二段利用一段再生后的富氧烟气通过低压降大孔分布板形成湍流床，大大降低了二段再生床层的气体扩散阻力，从而提高了二段的烧焦强度，使总体烧焦强度提高，该形式是目前已有再生方式中烧焦强度最高的。高的烧焦强度意味着低的系统催化剂藏量和高的催化剂置换效率，即低的催化剂消耗，这也是催化裂化再生技术所追求的主要目标之一。良好的再生效果。由于其具有很高的烧焦强度，即使在较缓和的再生温度下(低于700℃)，再生催化剂定碳也可达0.1wt%以下。较低的再生温度和藏量不仅满足了再生剂定碳要求，而且为降低催化剂水热失活及提高剂油比创造了有利的条件。合理的催化剂输送系统。为确保装置催化剂循环量调节自如，为大剂油比操作创造条件，对催化剂抽出形式、输送管线的设置方式、输送管线的催化剂截面强度等均进行了优化配置，以保证催化剂输送处于高密度、顺畅、稳定状态。主风分配采用新型主风分布器，不仅主风分布均匀，抗磨损，而且使用寿命长。由于采用完全燃烧，主风量可以不随处理量及原料变化而调整，使再生器及主风机组始终处于最佳工况下运行，操作简单。正常生产时的控制参数较少，开工较容易，事故恢复快。由于完全燃烧，没有CO尾燃的顾虑。1.2.4外取热技术由于本装置再生部分过剩热量较大，装置总取热负荷~58150kW。由于过剩热量较大，并考虑到原料及产品方案变化时能满足不同热量平衡的要求，采用结构简单，操作方便，调节灵活的汽水自循环下行式外取热器2台。外取热器管束管采用大直径的肋片管，每根取热管均可单独切除，具有较强的抗事故能力和事故应变能力。取热系统的水汽循环系统采用自然循环方式，节省动力，运行可靠。取热器返回管设置单动滑阀以调节取热量。第二章工艺原理概述2.1催化裂化反应机理2.1.1正碳离子学说催化裂化反应非常复杂，反应类型很多，为了了解这些反应是怎样进行的，并解释某些现象。如气体中碳三、碳四多，汽油中异构烃多等，就需要进一步讨论烃类的反应过程。目前，正碳离子学说被认为是解释催化裂化反应机理比较好的一种学说。所谓正碳离子，是指表面缺少一对价电子的碳原子形成的烃离子。正碳离子的命名是依照铵离子(NH+4)而得的，但它不能象铵离子能在溶液中解离出来自由存在，它只能吸附在催化剂表面上进行反应，它们的根本不同是正碳离子的碳表面只有三对电子。一般认为在热裂解过程中不易形成正碳离子，因为热裂解是一般的气相热反应。其结果是烃分子均匀断裂成自由基，只有不均匀断裂才能生成正碳离子，但是不均匀断裂要比均匀断裂需要的能量大的多，故不易发生：在酸性催化剂存在的情况下，生成正碳离子所需要的能量就小得多了。正碳离子是在烃分子与催化剂作用下形成的。一是催化剂活性中心给出质子，使烯烃质子化生成正碳离子，如：质子加在烯烃上有一个规律，即加在含氢原子较多的碳原子上，这样含氢较少的碳原子缺少一对电子，形成正碳离子，如：从上述情况看，要生成正碳离子必须具备两个条件，一是要有烯烃。烯烃来源于原料中，或是热裂解生成的；二是要有给出质子的酸性催化剂：质子是指失去电子状态的氢原子，用H+表示。必须清楚，催化剂给出的质子并没有脱离催化剂自由行动，而是烯烃停留在催化剂表面上，在一定条件下形成正碳离子。正碳离子反应过程比较复杂，其反应特点如下：1）正碳离子生成可以通过烯烃与质子结合，小的正碳离子与烯烃再结合，生成较大的正碳离子，如：2）正碳离子能自动异构化，伯碳自动转化为仲碳，仲碳转化为叔碳，趋向更稳定。正碳离子稳定性顺序为：叔碳>仲碳>伯碳；离子异构化表现为一对价电子的转移，或者连同所联系的氢和甲基一起移动。如：3）正碳离子与烃分子相遇，夺取烃分子的氢，生成新的正碳离子，即正碳离子的形成与正碳离子的取代。形成链反应，如：4）正碳离子可以失去质子生成烯烃，此质子交还给催化剂酸性中心或其它烯烃，生成新的正碳离子，自己成为烯烃产物，如：5）大的正碳离子分解，生成一个烯烃和一个小正碳离子，即进行裂化反应，如：6）正碳离子自身反应，构成环化作用。如：2.1.2催化裂化的反应历程及特点催化裂化反应是在催化剂表面上进行的，原料进入反应器后，经过七个步骤才变成产品离开催化剂。第一步：气态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向催化剂内部扩散；第三步：靠近催化剂表面的原料分子，被催化剂活性中心吸附，原料分子变的活泼，某些化合键开始松动；第四步：被吸附的原料分子在催化剂内表面进行化学反应；第五步：反应产物分子从催化剂内表面上脱附下来；第六步：反应产物分子沿催化剂孔道向外进行扩散。第七步：反应产物分子扩散到主气流中去。从催化裂化反应过程来看，原料分子首先是被催化剂活性中心吸附才能进行化学反应，因此原料中各类烃分子的反应结果不仅取决于反应速度，而且很重要的是取决于吸附能力，对碳原子数相同的烃类分子，吸附能力按强弱顺序大致如下：稠环芳烃>稠环环烷烃>烯烃>单烷基侧链的单环芳烃>环烷烃>烷烃。在同一族烃中，大分子吸附能力比小分子强。如果按化学反应速度的高低顺序排列，大致情况如下：烯烃>大分子单烷基侧链的单环芳烃>异构烷烃及环烷烃>小分子单烷基侧链的单环芳烃>正构烷烃>稠环芳烃。显然，烃类的吸附能力与化学反应速度的排列顺序并不一致。吸附在催化剂表面上各类烃分子的多少，除与吸附能力有关，也和原料中含各种烃类多少有关，如果原料中含芳烃较多，特别是稠环芳烃和小分子单烷基侧链(小于碳九)的单环芳烃，它们的吸附能力最强而化学反应速度最慢，结果长时间的停留在催化剂表面上，不易脱附，甚至缩合成焦炭，致使催化剂失去活性。2.2催化裂化反应类型催化裂化过程中的化学反应并不是单一的裂化反应，而是多种化学反应同时进行。在催化裂化条件下，各种化学反应的快慢、多少和难易程度都不同，由于催化裂化原料组成的不同。使化学反应显得更加复杂化，现就其主要化学反应介绍如下：1）裂化反应催化裂化的主要反应是裂化反应，它的反应速度比较快。裂化反应是C-C键的断裂。同类烃分子量越大，反应速度越快。一般来说：烯烃比烷烃更易裂化。环烷烃裂化时，既能断侧链也能开环变成烯烃；芳烃环很稳定不易反应。芳烃中侧链越长，取代深度越深，反应速度就越快。单环芳烃不能脱甲基，只有三个碳以上的侧链才能发生反应，稠环芳烃侧链断裂都发生在根部。C-C键裂化速度顺序为：叔碳>仲碳>伯碳。2）异构化反应异构化反应是催化裂化的重要反应，它是在分子量大小不变的情况下，烃类分子发生结构和空间位置的变化，异构化反应有以下几种情况：(1)骨架异构；(2)烯烃的键位移；(3)烯烃空间结构变化，由于异构化反应，结果使催化裂化含有较多的异构烃；3）氢转移反应氢转移反应，也可以称为氢调配反应。即某一烃分子上的氢脱下来，立即加到另一个烃分子上，使这一烯烃分子得以饱和。如果脱氢分子也是烯烃，结果是一个烯烃分子饱和了，而放出氢的分子更不饱和了，对于饱和分子来说，可称为饱和反应。氢转移是催化裂化特有的反应，反应速度比较快，带侧链的环烷烃是氢的主要来源，氢转移不同于一般的氢分子参加的脱氢和加氢反应。它是活泼的氢原子从一个烃分子转移到另一个烃分子上去。使烯烃饱和，二烯烃变成单烯烃或饱和，环烷烃变成环烯烃进而变成芳烃，所以催化裂化产品安定性较好。伴随着氢转移的反应便是大分子烯烃、环烷烃和芳烃的缩合反应，其反应结果是这些大分子不断放出氢，最终变成焦炭，沉积在催化剂表面上，使催化剂降低活性。4）芳构化反应芳构化反应是烷烃、烯烃环化生成环烷烃和环烯烃，然后进一步进行氢转移反应，不断放出氢原子最后生成芳烃的反应过程。芳构化反应是催化裂化的重要反应之一，由于芳构化反应，使其汽油、柴油含芳烃量较多。5）甲基转移反应甲基转移反应是在两个芳烃之间进行的。一个芳烃脱去甲基，另一个芳烃得到甲基，称为二甲基产物。这个反应也叫歧化反应。6）叠合反应叠合反应和烷基化反应在催化裂化操作条件下．即在500℃高温和常压下进行，这两个反应比例不大，叠合反应是在烯烃与烯烃之间进行的，其反应结果是生成大分子烯烃。7）烷基化反应烯烃与芳烃的加合反应叫烷基化反应，烯烃主要是加在稠环芳烃上，进一步脱氢生成焦炭。2.3催化裂化反应影响因素2.3.1影响反应的主要因素1）原料油的性质：原料油的性质是我们所有操作条件中最重要的条件。选择催化剂，制定生产方案，选择操作条件都应首先了解原料油的性质。2）催化剂的种类：每个催化装置都应根据本装置的原料油性质，产品方案及装置的类型选择适合本装置的催化剂。选用催化利时，不仅要选择催化剂的活性、比表面，同时也要注意它的选择性、抗污染能力和稳定性。3）反应时间：反应时间短，转化率低，回炼比增加；反应时间长，转化率提高，但时间过长则会使转化率过高，汽柴油收率下降，液化气中烯烃饱和，丙烯、丁烯的产率下降。反应时间在生产中不是可以任意调节的。它由提升管的容积(直径和长度)决定，但生产中反应时间是变化的。进料量的多少，其它条件引起的转化率的变化，都会引起反应时间的变化。4）流化质量、原料雾化及旋分效果这些条件对产品产率和质量都有很大影响，但主要由设备本身的结构决定。在生产中可调性很小。需要说明的是虽然这些条件在正常生产中不作为调节手段，但必须通过某些参数的测量、观察来判断操作状态是否正常。5）反应温度反应温度高，裂化快，转化率高。提高反应温度，则干气增加、汽油减少，在转化率不变时，焦炭产率下降。随温度的升高，丙烯和丁烯产率增加很快。提高温度能提高汽油的辛烷值。因为汽油中烯烃和芳烃都随温度升高而增加了。反应温度是我们生产中的主调参数，也是对产品产率和质量影响最灵敏的参数。6）预热温度不同的原料油和不同结构的原料喷嘴对预热温度有不同的要求。一般来说，预热温度对进料雾化效果有一定的影响，对产品产率和质量有程度不同的影响。雾化效果好则在同样转化率条件下焦炭和气体产率下降，轻质油收率上升。雾化效果差，则焦炭产率就会上升。一般预热温度高，雾化效果好。对于雾化效果较好的喷嘴，可以根据热平衡的允许，采用较低的预热温度；对于雾化效果较差的喷嘴则应根据热平衡的允许和对剂油比的要求采用较高的预热温度。7）剂油比：剂油比不是一个独立变量而是一个因变参数，一切引起反应温度变化的因素，都会影响它。。剂油比增大，转化率提高，焦炭产率升高。8）催化剂活性催化剂平衡活性越高，转化率越高，产品中烯烃含量减少，而烷烃含量增加。分子筛催化剂的平衡活性，因催化剂的种类不同有较大的差别。生产中应根据原料性质，产品方案，装置类型来选择合适活性的催化剂。平衡催化剂的活性除和操作条件有关外，主要由催化剂的置换速度调节。重金属的污染会使催化剂的活性下降，选择性明显变差，气体和焦炭产率升高，气体中氢气含量明显增加，而汽油收率明显降低。在这种情况下，需要较大幅度的置换催化剂。在卸出平衡剂的同时用较大的加料量向系统内补入新鲜催化剂，同时，保证金属钝化剂的注入量。催化剂水热失活是影响催化剂活性的重要因素之一。在再生器前置烧焦罐中采用较低的再生温度可将催化剂上携带的绝大部分氢和部分碳烧掉，再生二密相相可以采用较高的再生温度，尽量降低再生催化剂含碳量，同时大大减缓了催化剂的水热失活的程度。9）再生催化剂含碳量(定碳)分子筛催化剂对再生剂的含碳量非常敏感，再生催化剂含碳量是指经再生后催化剂上残留的焦炭含量。再生催化剂含碳过高，分子筛催化剂的活性和选择性都会下降，因而大大降低转化率，汽油产率下降，溴价上升，诱导期下降。采用高温再生可以降低催化剂定碳，一般降低含碳量0.1％。活性提高2-3个单位。10）反应器压力提高反应压力就是提高了反应器内的油气分压。油气分压的提高意味着反应物浓度的增加，因而反应速度加快，从而提高了转化率。提高反应压力，生焦率的提高比较明显，干气的产率也会增加，汽油产率稍有降低，但不太明显。对于一定的提升管反应器来说，提高压力也等于降低了反应器内的反应物料体积流率。在进料量不变的情况下，等于延长了反应的时间。若维持反应时间不变则可增大处理能力。11）汽提蒸汽量把催化剂颗粒夹带的油蒸汽汽提出来，所需的蒸汽量取决于催化剂循环速率。汽提蒸汽量要保证尽可能将待生催化剂中的油气汽提出来，使用过多的汽提蒸汽是不利的、它会使分馏塔塔顶冷却系统负荷加大，也会导致催化剂水热失活。12）提升管注汽雾化蒸汽在反应进料中具有相当重要的作用，雾化蒸汽量适当，原料雾化效果好。还可以降低油气分压．避免催化剂迅速结焦；一旦原料中断，雾化蒸汽还可防止喷嘴堵塞。预提升蒸汽：降低提升管内油气的分压；降低催化剂的碳差；降低再生器温度；减少轻气体的生成。13）回炼比回炼油与新鲜原料之比叫回炼比。回炼比增加会引起：①催化剂循环速率增加；②焦炭产率增加；③再生器温度增加；④产气量增加。2.3.2影响再生的主要因素1）再生温度再生温度是影响烧焦速率的最重要的因素之一。由烧焦速度方程可知，烧焦速度与再生温度因数成正比。提高再生温度可以大大提高烧焦速度，在600℃左右时每提高10℃，烧焦速度可提高约20％，但是提高再生温度受到催化剂水热稳定性和设备结构以及材料的限制。对于再生器分为两器的再生装置，氢在第一段已基本烧完，第二段基本上无水，对于催化剂水热稳定性来说，条件较好，可以提高再生温度到更高的温度。2）氧分压烧焦速度与再生烟气中的氧分压成正比。氧分压是再生压力与再生烟气中氧的分子浓度的乘积，因此提高再生压力，或提高烟气中氧含量可以提高烧焦速度。提高再生压力就必须提高主风机的出口压力。一个装置的再生压力受所选用主风机的限制。3）再生器藏量再生器中的藏量决定了催化剂在再生器内的停留时间。停留时间=再生藏量/催化剂循环量提高藏量可延长燃烧时间，从而增加烧焦量，降低再生催化剂定碳。但需要增大再生器体积，而且延长了停留时间会加快催化剂失活速度，因此用提高藏量的办法提高烧焦量不是好办法；4）主风量正常情况下，设计主风量可以满足再生烧焦量的需要，主风量对烧焦量的限制是装置最大加工负荷的关键制约因素之一。2.3.2反再系统三大平衡对于催化裂化装置来说，平稳操作的实质就是控制好三大平衡：物料平衡、压力平衡和热平衡。1、物料平衡所谓物料平衡主要是指进入和排出反应-再生系统的各种物料的平衡。如：原料与产品、单程转化率与回炼比、烧焦与生焦、供氧与需氧、催化剂的损失与补充、气体产量和气压机能力的平衡等等。1）单程转化率与回炼比的平衡单程转化率与回炼比的关系，实际上是装置处理能力和产品收率的关系。在生产中操作者往往把回炼油罐的液面(排除分馏系统自身的影响)作为观察反应深度的“眼睛”。这就是说，回炼油罐液面是衡量原料转化与回炼是否平衡的标志。回炼油罐液面上升或降低，说明了平衡被破坏，而破坏平衡的主要原因是转化深度或者说是单程转化率变化。因此调节应从调整反应深度入手。调节的方法有提高或降低反应温度，加快或减慢或停止小型加料(改变催化剂活性)；对于一些催化剂损失较小的装置由于受系统藏量限制，这个手段往往调节幅度不够大，最常用的还是提高和降低反应温度调节剂油比等。也可以直接单独调节回炼油量来改变回炼比，但应尽量少用。因为增加回炼量会缩短提升管的反应时间，降低转化率，回炼油会增加。调节不当会形成恶性循环。所以，只有回炼油罐液面波动较大时，才能采用这个手段作为避免回炼油泵抽空，或者回炼油满罐的应急措施。在调整反应深度的同时，再逐步地拉回回炼油的量，保持适宜的回炼比。生产重柴油的装置有时短时改变重柴油抽出量来平衡回炼油罐液面，这个办法对操作影响较小，但是要考虑到重柴油的质量。2、反应热平衡热平衡是指反应需热和供热的平衡。反应所需热量的提供主要是再生器烧焦放出的热量通过催化剂循环传递到反应器，因此二器应保持需热和供热的平衡，才能保持一定的反应温度和再生温度。反应温度和再生温度的确定分别是根据原料油性质、生产方案、对转化率的要求和烧焦速度及再生形式的要求确定的，操作中往往控制反应温度。再生温度是二器热平衡的结果。就本装置而言，热平衡主要是通过外取热来调整，油浆回炼量、回炼油回炼量、预热温度也可适当调节。非正常的热平衡，如原料变重、汽提效果太差造成催化剂带油等不正常操作而引起再生器严重热过剩。如果操作上处理不及时会使再生温度超高、损坏设备或造成催化剂活性和比表面积大幅度下降。3、压力平衡所谓压力平衡，是指反应系统之间压力的平衡。压力平衡是维持催化剂正常循环的关键。也是保证装置安全平稳生产的关键。在生产操作中，我们是通过对两器差压的严格控制来维持两器的压力平衡的，这也就维持了催化剂的的正常循环。若两器差压超过一定的范围，会引起催化剂的倒流。严重时会使空气串入反应器，或油气串入再生器而造成严重的恶性事故。从控制方案看，基本上有两种：一是用气压机转数控制反应压力，双动滑阀和烟气轮机入口蝶阀分程控制两器差压。第三章工艺过程说明及流程图3.1工艺过程说明3.1.1反应—再生部分来自装置外的加氢重油、直馏轻蜡油和重蜡油经混合器混合后，进入原料油缓冲罐（0202-V-201），再由原料油泵（0202-P-201A/B）升压后，经原料油-循环油浆换热器（0202-E-212AB）换热、升温至200℃反应中的油气与催化剂通过特殊设计的大孔分布板进入第二反应区，反应后的油气携带着催化剂进入沉降器（0202-R-101），经单旋进一步除去携带的催化剂细粉后离开沉降器，经内集气室收集通过大油气管线进入分馏塔（0202-T-201）的下部；积炭的待生催化剂经沉降器粗旋和单旋料腿进入汽提段，在此与汽提蒸汽逆流接触，以汽提催化剂中携带的油气。汽提后的催化剂沿待生斜管下流经待生滑阀进入再生器（0202-R-102）烧焦罐下部，与自二密相来的再生催化剂混合烧焦，在催化剂沿烧焦罐向上流动的过程中，烧去约90%左右的焦炭，同时温度升至约690℃。较低含炭的催化剂在烧焦罐顶部经大孔分布板进入二密相，在700℃的条件下最终完成焦炭及再生器多余热量由外取热器取出，热催化剂自再生器二密相进入外取热器，冷催化剂返回到分布管上方。再生器烧焦所需主风由主风机提供，主风自大气进入主风机（0202-B-101A），升压后经主风管道、辅助燃烧室及主风分布管进入再生器。再生产生的烟气经12组两级旋风分离器分离催化剂后，再经三级旋风分离器（0202-CY-104）进一步分离催化剂后进入烟气轮机膨胀做功，驱动主风机（0202-B-101A）。从烟气轮机出来的烟气进入余热锅炉进一步回收烟气的热能，使烟气温度降到186℃当烟机停运时，主风由备用风机提供，此时再生烟气经三旋后由双动滑阀及降压孔板（0202-PRO-101）降压后再进入余热锅炉。开工用的催化剂由冷催化剂罐（0202-V-101）或热催化剂罐（0202-V-102）用非净化压缩空气输送至再生器，正常补充催化剂可由催化剂小型自动加料器（0202-V-115）输送至再生器。CO助燃剂由助燃剂加料斗（0202-V-114）、助燃剂罐（0202-V-113）用非净化压缩空气经小型加料管线输送至再生器。为保持催化剂活性，需从再生器内不定期卸出部分催化剂，由非净化压缩空气输送至废催化剂罐（0202-V-103），此外由三级旋风分离器回收的催化剂，由三旋催化剂储料罐（0202-V-108）用非净化压缩空气间断送至废催化剂罐（0202-V-103）.然后由槽车送至适宜的地方处理。3.1.2分馏部分由沉降器来的反应油气进入分馏塔底部，通过人字型挡板与上返塔循环油浆逆流接触，洗涤反应油气中催化剂并脱过热，使油气呈“饱和状态”进入分馏塔进行分馏。分馏塔顶油气经分馏塔顶油气-热水换热器（0202-E-201A-H）换热后，再经分馏塔顶油气干式空冷器（0202-EA-202A-P）及分馏塔顶油气冷凝冷却器（0202-E-203A-H）冷至40℃，进入分馏塔顶油气分离器（0202-V-203）进行气、液、水三相分离。分离出的粗汽油经粗汽油泵（0202-P-202A/B）可分成两路，一路作为吸收剂打入吸收塔（0202-T-301），另一路在需要时作为反应终止剂打入提升管反应器终止段入口。富气进入气压机（0202-C-301）。含硫的酸性水由罐底分水斗进入酸性水缓冲罐（0202-V-207），用酸性水泵（0202-P-203A/B轻柴油自分馏塔第15或17层抽出自流至轻柴油汽提塔（0202-T-202），汽提后的轻柴油由轻柴油泵（0202-P-205A/B）抽出后，经稳定塔进料换热器（E305AB）轻柴油-富吸收油换热器（0202-E-207）、轻柴油-热水换热器（0202-E-208A/B）、轻柴油空冷器（0202-EA-209A/B）冷却至55℃后，再分成两路；一路作为产品出装置，送至柴油加氢装置。另一路经贫吸收油泵（0202-P-206A/B）升压后，经贫吸收油冷却器（020