2023年万吨重催装置操作规程工艺说明

第一章装置概述

1.1设计依据

(1)《河北中捷石化集团有限公司80万吨/年重油催化裂化装置可行性研究报告编制

委托书》；

(2)《河北中捷石化集团有限公司80万吨/年重油催化裂化装置工厂设计基础条件》;

(3)建设单位提供的与该项目相关技术资料。

1.2装置概况

1.2.1项目名称

建设单位：河北中捷石化集团有限公司

装置名称：80万吨/年重油催化裂化装置

1.2.2建设性质

本项目属于新建项目。

1.2.3建设规模及年开工时数

重油管反按80X104t/a,汽油管反为16X104t/a；

年开工时数：8000小时/年。

1.2.4装置组成

装置包括反应一再生部分、分储部分、吸收稳定部分、主风机部分、气压机部分、余

热回收部分。

1.2.5设计原则

(1)采用先进可靠的催化裂化技术，多产丙烯，降低汽油烯燃含量，提高企业的竞

争能力和经济效益；

(2)尽量采用“清洁工艺”，严格遵循国家、地方有关环境保护、消防、职业安全卫

生的标准、规范，减少环境污染，确保排放物符合环保要求；

(3)力求使装置操作简单灵活、抗事故能力强，同时采取行之有效的事故防范及处

理措施，确保装置安全生产；

1.2.6设计范围

本次设计范围为装置界区内的的全部内容。

1.2.7工艺设计目标

(1)汽油的烯垃含量~18丫%；汽油的辛烷值(RON)达到96以上；

(2)操作弹性满足60%〜110%；

(3)气压机采用背压式气轮机驱动，蒸汽做动力；

(4)催化剂的自然跑损控制在0.7kg/t之内；

(5)充分利用催化裂化装置的低温热；

1.2.8装置的主要产品

主要产品：富含丙烯的液化石油气、高辛烷值低烯燃汽油；

副产品：油浆和干气。

1.2.9原料及产品方案

本装置的原料油为常压渣油，硫含量3000ppm(wt)。

产品方案：以多产富含丙烯的液化石油气、高辛烷值低烯燃汽油为主要目的。

产品去向：

液化石油气一＞至产品精制。

汽油一＞至产品精制。

轻柴油一＞至加氢精制。

干气一＞至产品精制。

油浆——＞至油浆罐。

2原料及产品性质

2.1原料性质

设计原料为常压渣油，其性质见表2-1。

表2-1原料油（常压渣油）性质（由研究单位提供）

原料油常压渣油

密度,(20℃)g/cm30.9485

残炭,m%6.62

H,%12.21

s,Ug/g3000

N,g/g3610

煌族组成，m%

饱和煌/芳煌/35.6/46.9

胶质+沥青质17.5

金属含量ug/g

Ni/V19.7/0.7

Fe/Na5.7/19.2

Ca16.2

馈程℃

初储点285

10%366

30%422

50%471

70%549

73%555

2.2产品性质

2.2.1干气和液化石油气组成见表2-2

表2-2干气、液化石油气组成vol%（计算值）

序号组份干气液化石油气备注

1H237.37

2N213.25

3CO22.21

4H2O0.67

5020.81

6H2S0.580.25

7C121.82

8C29.150.38

9C2=12.670.01

10C30.18.09

11C3=1.0945.32

12nC402.02

13iC40.0512.0

14nC4=0.014.87

15IC4=0.0210.49

16cC4=0.036.3

17tC4=0.049.22

182C50.061.0

合计100.00100.00

2.2.2汽油性质见表2-3

表2-3汽油产品性质

项目调和汽油*

密度20℃,g/cm30.7889

硫含量，ug/g570

氮含量，口g/g160

煌族组成

烯母,V%18.08

饱和煌,V%29.30

芳辂V%52.63

RON97.6

诱导期,分钟>500

酸度,mgKOH/100ml0.85

胶质，mg/100ml15

腐蚀(Cu,50℃,3h)la

储程，℃

IBP31

10%55

30%85

50%115

70%150

90%181

FBP202

*注调和汽油为轻汽油回炼后与重汽油储分调和的产物

2.2.3轻柴油性质见表2-4

表2-4轻柴油产品性质

项目数值

密度,20℃,g/cm30.9706

硫,%0.36

氮，pg/g793

碱氮，Rg/g233

粘度,20℃,mm2/s3.686

酸度,mgKOH/100ml1.65

胶质，mg/100ml156

腐蚀,Cu,50℃,3hla

凝点，℃<-30

闪点，℃99

t留程,℃

IBP209

10%234

30%258

50%288

70%308

90%329

95%336

FBP349

十六烷值<21

3装置物料平衡

重油管反物料平衡及汽油管反物料平衡由研究院提供。

表3-1重油提升管物料平衡

序号物料名称产率数量备注

wt%kg/h104t/a

㈠原料

1常压渣油10010000080.00

合计10010000080.00

(-)产品

1干气4.1141103.29

液化石油气22.62260018.08

2

其中9.696007.68

3汽油36.863686029.49

4轻柴油21.052105016.84

5油浆550004.0

6焦炭9.8898807.90

7损失0.55000.4

合计10010000080.00

说明：表中数据为潜含量

表3-2汽油提升管物料平衡

序号物料名称产率数量备注

wt%kg/h104t/a

(-)原料

1汽油1002000016.00

合计1002000016.00

（二）产品

1干气4.939860.79

液化石油气31.5163025.04

2

其中cr13.7627522.20

3汽油59.79119589.57

4轻柴油2.114220.34

5焦炭1.663320.21

6合计1002000016.00

说明：表中数据为潜含量

表3-3装置总物料平衡

序号物料名称产率数量备注

wt%kg/h10"t/a

(-)原料

1常压渣油10010000080.00

合计10010000080.00

（二）产品

1干气5.151004.08

液化石油气28.092809023.12

2

其中CJ12.35123509.88

3汽油28.822882023.05

4轻柴油21.472147017.18

5油浆550004.0

6焦炭10.21102108.17

7损失0.55000.4

8合计10010000080.00

说明：表中数据为潜含量

4工艺流程简述

重油催化裂化装置：包括反应一再生部分、分储部分、吸收稳定部分、主风机部分、

气压机部分、余热回收部分。

4.1反应-再生部分

自装置外来的常压渣油进入原料油缓冲罐（V1201）,由原料油泵（P1201AB）升压后

经循环油浆一原料油换热器（E1215AB）加热至280℃左右，与自分储部分来的回炼油混

合后进入提升管中部，分4路经原料油进料喷嘴进入提升管反应器（RU01A）下部，与通

过预提升段整理成活塞流的高温催化剂进行接触完成原料的升温、汽化及反应，反应油气

与待生催化剂在提升管出口经粗旋风分离器得到迅速分离后经升气管进入沉降器单级旋

风分离器，在进一步除去携带的催化剂细粉后，反应油气离开沉降器，进入分储塔。

待生催化剂经粗旋及沉降器单级旋风分离器料腿进入位于沉降器下部的汽提段，在此

与蒸汽逆流接触以置换催化剂所携带的油气。汽提后的催化剂沿待生立管下流，经待生塞

阀并通过待生塞阀套筒进入再生器（RU02）的密相床，在700℃左右的再生温度、富氧（3%）

及CO助燃剂的条件下进行逆流完全再生。再生后的再生催化剂通过各自的再生立管及再

生单动滑阀，进入两根提升管反应器底部，以蒸汽和干气作提升介质，完成催化剂加速、

分散过程，然后与雾化原料接触。来自蜡油再生斜管的再生催化剂与来自汽油待生循环管

的汽油待生催化剂通过特殊设计的预提升段整理成活塞流。

轻重汽油分离塔顶回流油泵出口来的轻汽油，分两路进入汽油提升管反应器

（RH04A）。R1104A的反应油气在提升管出口经粗旋迅速分离，油气经单级旋风分离器

进一步除去携带的催化剂细粉，最后离开汽油沉降器，进入分储塔。

来自RH04粗旋以及汽油沉降器单级旋风分离器回收的催化剂进入汽油汽提段，在此

与蒸汽逆流接触以汽提催化剂所携带的油气，汽提后的一部分催化剂经汽油待生斜管、汽

油待生滑阀进入蜡油提升管反应器（RU01A）底部预提升段，与再生催化剂混合。再生

后的催化剂通过各自的再生立管及再生单动滑阀，进入提升管反应器（RU01A）和汽油

提升管反应器（RH04A）底部。在蒸汽或干气的预提升作用下，完成催化剂加速、分散

过程，然后与雾化原料接触。

再生器烧焦所需的主风由主风机B1101提供，其中BU01出口的主风一部分经增压

机升压后，分别作为外取热器流化风、提升风及待生套筒流化风。

再生器产生的烟气，由七组两级旋风分离器分离催化剂，再经三级旋风分离器

（CYH04）进一步分离催化剂后进入烟气轮机（BEH01）膨胀作功，驱动主风机组。烟气出烟

气轮机后进入余热锅炉发生3.9MPa级蒸汽，进一步回收烟气热能，使烟气温度降到200℃

以下，经烟囱排入大气。

4.2分储部分

来自反应器RH01、R2101的反应油气进入分储塔（T1201）下部。分镭塔共有30层

塔盘，底部装有6层冷却洗涤用的人字型挡板。油气自下而上通过人字挡板，经分储后得

到气体、裂解粗汽油、裂解轻油和油浆。为了提供足够的内回流和使塔的负荷比较均匀，

分储塔分别建立了四个循环回流。

分储塔顶油气先后经分储塔顶油气-热水换热器（E1201/A〜F）、分储塔顶油气干式空

冷器（E1202/A〜L）、分馆塔顶油气冷凝冷却器（E1203/A-F）冷至〜40℃,进入分储塔

回流罐（V1203）,粗汽油经粗汽油泵（P1202AB）抽出，送至吸收塔。富气进入气体压缩

机（C1301）；污水排至酸性水缓冲罐（V1208）经酸性水泵（P1203AB）抽出，送至硫磺回

收装置处理。

裂解轻油自分储塔第14层板自流入轻柴油汽提塔（T1202）,经水蒸汽汽提后用轻柴

油泵（P1205AB）抽出，经轻柴油-热水换热器（E1206）、轻柴油-富吸收油换热器（E1210AB）、

轻柴油-热水换热器（E1212AB）、轻柴油冷却器（E1214）冷却至60℃,一部分送出装置，

另一部分经贫吸收油冷却器（E1213AB）冷却至40℃去吸收塔。

油浆经循环油浆泵（P1209AB）从T1201底部抽出，经循环油浆一原料油换热器

（E1215AB）、循环油浆蒸汽发生器（E1216AB）冷却至280℃返回分馆塔，一部分返回

T1201人字挡板顶部（对进入分储塔的油气进行冷却和洗涤），另一部分返回人字挡板底

部。第三部分送至油浆冷却器（E1218A〜F）冷至90℃送出装置。

从吸收稳定部分来的富吸收油，经轻柴油贫吸收油一富吸收油换热器（E1210）换热

后，进入分储塔第9层塔板。

一中回流由T1201第17层塔板用一中循环油泵（P1206AB）抽出送至稳定塔（T1304）

稳定塔底重沸器（E1312）作热源，然后经分储一中段油-热水换热器（E1207）冷至190℃

返回T1201第14层塔板。

回炼油由T1201第29层塔板自流入二中及回炼油罐（V1202）,由二中及回炼油泵

（P1208AB）抽出，一路与原料油混合后进入提升管反应器，另一路做为二中段循环回流，

经分储二中段油蒸汽发生器（E1208）后冷却至270℃,返回分馆塔第24层塔板；第三路

做为内回流打入T1201第28层塔板上。

4.3吸收稳定部分

从V1203来的富气进入气压机一段进行压缩，然后由气压机中间冷却器冷至40℃,

进入气压机中间分离器进行气、液分离。分离出的富气再进入气压机二段。二段出口压力

（绝）为1.6MPa。气压机二段出口富气与解吸塔顶气及富气洗涤水汇合后，先经压缩富气

干式空冷器（E1301A-D）冷凝后与吸收塔底油汇合进入压缩富气冷凝冷却器（E1302A-D）进

一步冷至40℃后,进入气压机出口油气分离器（V1302）进行气、液、水分离。

经V1302分离后的气体进入吸收塔（T1301）进行吸收，作为吸收介质的粗汽油及稳

定汽油分别自第四层及第一层进入吸收塔，吸收过程放出的热量由两个中段回流取走。其

中一中段回流自第六层塔盘流入吸收塔一中回流泵（P1305A、B），升压后经吸收塔一中段

油冷却器（E1303）冷至40℃返回吸收塔第七层塔盘；二中段回流自第二十二层塔盘抽出，

由吸收塔二中回流泵（P1306）打至吸收塔二中段油冷却器（E1304）冷至40℃返回吸收塔

第二十三层塔盘。

经吸收后的贫气至再吸收塔（T1303）,用轻柴油作吸收剂进一步吸收后，干气分为

两路，一路至提升管反应器作预提升干气，一路至产品精制脱硫，作为工厂燃料气。

凝缩油由解吸塔进料泵（P1303A、B）从V1302抽出后进入解吸塔（T1302）第一层,

由解吸塔底重沸器（E1311）提供热源，以解吸出凝缩油中＜C2组分。

脱乙烷汽油从解吸塔（T1302）底出来，用泵Pl311AB加压经El305AB与稳定汽油换

热后进入稳定塔（T1304）o液化石油气从塔顶储出，经稳定塔顶冷凝冷却器（El310A〜F）

冷却后进入回流油罐V1303o经稳定塔顶回流油泵（P1308A.B）抽出后，一部分作稳定

塔回流，其余作为液化石油气产品送至产品精制脱硫、脱硫醇。稳定汽油自塔底先经

El305AB与脱乙烷汽油换热后分为两路，一路去轻重汽油分离塔中部，另一路经解吸塔进

料换热器（E1307AB）,稳定汽油-除盐水换热器（E1308AB）,稳定汽油冷却器（E1309AB）

冷到40℃。用Pl308AB升压送到T1301做补充吸收剂。稳定塔底重沸器（E1312）由分储

一中段循环回流提供热量。

轻汽油组分从塔顶储出，经轻重汽油分离塔顶空冷器（E1314A〜D）冷却后进入回流

油罐V1310,液体产品轻汽油用轻重汽油分离塔顶回流泵（P1312AB）加压，一部分作为

T1305的回流，另一部分送至反应部分。重汽油从轻重汽油分离塔（T1305）底出来，用

重汽油泵Pl313AB加压后，在重汽油-热水换热器（E1316AB）和重汽油冷却器（E1317AB）

换热后去脱硫单元的汽油碱洗、脱硫醇系统。轻重汽油分离塔（T1305）的热源为1.0MPA

蒸汽。

4.4低温热水生产系统

自动力站来的70℃,400t/h的热媒水与分馆塔顶油气换热后分为两路，一路与顶循环油、

分馆中段回流油换热；一路与轻柴油、重汽油换热。混合后热媒水温度约100℃,送至装

置外。

5主要技术方案

5.1工艺技术路线

①采用多产丙烯技术

采用多产丙烯技术，在降低汽油中的烯燃含量的同时，增加液化石油气特别是丙烯的

产率。

②采用增产丙烯专用催化剂

为满足本装置生产低烯燃汽油的要求，设计考虑采用增产丙烯专用催化剂。

③重油原料雾化采用CS型高效喷嘴

CS型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，且在一定程度上可降低蒸汽消耗。

④反应再生系统采用PLY型高效旋风分离器

从维持反一再系统平稳操作，减少催化剂自然跑损的角度出发，反应再生系统中旋风

分离器均采用分离效率高的PLY型旋风分离器。

⑤采用高效汽提技术

提高汽提效果对降低再生器烧焦负荷有很大好处。本设计重油沉降器及汽油沉降器采

用了高效汽提技术并对汽提段进行特殊设计，以改善汽提蒸汽与待生催化剂的接触，提高

汽提效果。

5.2工艺技术特点

5.2.1采用同轴式两器型式

本设计重油沉降器与再生器采用同轴式两器布置。该两器型式具有技术先进、操作

简单、抗事故能力强、能耗低及占地少等特点。

5.2.2再生工艺方案

再生方案的选择以满足降低再生催化剂的定碳、使催化剂性能得以充分恢复，同时

避免采用过于苛刻的再生条件，有利于保护催化剂活性为前提。本装置采用单段逆流再生,

催化剂定碳〈0.1%。

该技术由以下几种单项技术组成：

⑴采取加CO助燃剂的完全再生方案

采用该方案后，平均氧浓度的提高可使再生剂含碳明显降低，特别对于单段再生其

效果更加明显。

⑵采用较低的再生温度

较低的再生温度有利于提高剂油比并保护催化剂活性，为反应原料提供更多的活性

中心。

⑶采用逆流再生

通过加高待生套筒使待生催化剂进入密相床上部，并良好分配，然后向下流动与主

风形成气固逆流接触，有利于提高总的烧焦强度并减轻催化剂的水热失活。

⑷采用待生催化剂分配技术

在待生套筒出口配置特殊设计的待生催化剂分配器，使待生剂均匀分布于再生密相

床上部，为单段逆流高效再生提供基本的保证。

⑸采用高床层再生。设置较高的密相床层，这不仅可提高气固单程接触时间，而且

有利于co在密相床中燃烧，并提高催化剂输送的推动力。

⑹采用改进的主风分布管

主风的分布好坏直接影响再生器的流化质量，从而影响烧焦效果。单段再生的再生器直径

较大，因此，主风的分布好坏尤为重要。为改善流化质量，采用改进的主风分布管。

5.2.3反应部分工艺技术特点

(1)采用双提升管、双沉降器设计。

(2)采用特殊设计的重油提升管预提升段，将再生催化剂与汽油待生催化剂混合，以

降低再生剂温度提高剂油比。

(3)重油提升管原料油喷嘴选用特殊设计、雾化效果好、经过实际应用证明效果良好

的CS型喷嘴，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。

(4)两根提升管分别采用优化的反应时间设计，为降低汽油烯烧、多产丙烯创造良好

的条件。

(5)重油提升管后部设有终止剂(正常情况下不投用)，控制反应出口温度。

(6)两根提升管出口设快速终止反应设施，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。

⑺汽提段采用高效汽提技术：其中汽油汽提段采用填料式高效汽提技术。

采取上述措施使得催化剂在从进入提升管至离开沉降器汽提段的整个过程中均处于

优化状态。通过予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，达到瞬间汽化、反应的目的。使用粗旋升气管与单级

旋分对口软连接技术可以减少过度裂化及热裂化反应，使反应油气在高温区的停留时间尽

可能缩短。加之完善的汽提设施，从而达到提高轻质油收率，降低干气、焦炭产率之目的。

5.2.4合理采用内、外取热技术

置一台气控外循环取热器。该取热器不设滑阀而是通过调节流化风或提升风量来达

到调节取热量、控制再生温度的目的，具有结构简单、运行可靠等特点。外取热器取热管

采用肋片管，具有传热系数高、设备结构紧凑、抗事故能力强（取热管断水不易破裂漏水）

等优点。外取热水系统采用自然循环方式，节省动力，运行可靠。

5.3主要工艺计算汇总

5.3.1反应部分工艺操作条件见表5-1o

5.3.2再生部分工艺操作条件见表5-2o

5.3.3重油再生线路压力平衡汇总见表5-3o

5.3.4重油待生线路压力平衡汇总见表5-4o

5.3.5汽油再生线路压力平衡汇总5-5o

5.3.6汽油待生循环线路压力平衡汇总表5-6o

5.3.7塔类设备计算汇总表5-7o

5.3.8冷却换热设备计算汇总表5-8o

表5-1反应部分主要操作条件和计算结果

序号项目单位设计数据备注

一重油提升管

1原料油预热温度℃200

2反应温度℃520

3沉降器顶压力MPa(绝)0.31

4回炼比0.1

5反应时间S3.93

6再生催化剂循环量t/h835

汽油管反待生剂循环

7t/h225

量

8剂油比（对总进料）9.64

9粗旋入口线速m/s16.5

10单级旋分入口线速m/s19

二汽油提升管

1进料温度℃45

2反应温度℃550

3沉降器顶压力MPa(绝)0.32

4反应时间s2.71

5粗旋入口线速m/s16.5

6单级旋分入口线速m/s19

7再生催化剂循环量t/h225

8剂油比11.23

三重油汽提段

1催化剂总循环量t/h1060

2质量流速t/(m2.h)172

四汽油汽提段

1催化剂总循环量t/h225

2质量流速t/(m2.h)158

表5-2再生部分主要操作条件和计算结果

序号项目单位设计数据备注

1再生器密相温度℃690

2再生器顶压力MPa(绝)0.35

3烟气过剩氧V%5.0

4主风总量Nm3/min2262

5一级旋分入口线速m/s20

6二级旋分入口线速m/s22

表5-3重油再生线路压力平衡汇总

序号项目单位数据备注

1推动力

再生顶压

1)MPa0.35

再生稀相静压

2)MPa0.004

再生密相静压

3)MPa0.0252

再生斜管静压

4)MPa0.0385

合计

MPa0.4177

2阻力

沉降器顶压

1)MPa0.31

粗旋压降

2)MPa0.0075

提升管总压降

3)MPa0.06

再生滑阀压降

4)MPa0.0402

合计

MPa0.4177

表5-4重油待生线路压力平衡汇总

序号项目单位数据备注

1推动力

1)沉降器顶压MPa0.31

2)沉降器稀相静压MPa0.0003

3)汽提段静压MPa0.0552

4)待生立管静压MPa0.07

合计MPa0.4355

2阻力

1)再生顶压MPa0.35

2)再生稀相静压MPa0.004

3)再生密相静压MPa0.0098

4)待生立管套筒静压MPa0.03025

5)待生分配器压降MPa0.07

6)待生塞阀压降MPa0.03445

合计MPa0.4355

表5-5汽油再生线路压力平衡汇总

序号项目单位数据备注

1推动力

1)再生顶压MPa0.35

2)再生稀相静压MPa0.004

3)再生密相静压MPa0.021

4)再生斜管静压MPa0.03675

合计MPa0.41175

2阻力

1)沉降器顶压MPa0.32

2)粗旋压降MPa0.0075

3)提升管总压降MPa0.06

4)再生滑阀压降MPa0.03425

合计MPa0.41175

表5-6汽油待生循环线路压力平衡汇总

序号项目单位数据备注

1推动力

1)汽油沉降器顶压力MPa0.32

2)汽油沉降器稀相静压MPa0.0005

3)汽油汽提段静压MPa0.042

4)汽油待生循环管静压MPa0.08

合计MPa0.4425

2阻力

1)重油沉降器顶压力MPa0.31

2)重油提升管总压降MPa0.06

3)重油粗旋压力降MPa0.0075

4)汽油待生循环滑阀压降MPa0.65

合计MPa0.4425

表5-7冷却换热设备工艺计算汇总

操作压力流量对数平温差重量膜传热积垢传热传热面积折流板台数及

序流程操作温度℃热负荷

设备名称介质(绝)MPa均温校正流率系数热阻系数m2型号间距联接方备注

号编号kw

进口出口进口出口数量单位差。C系数Kg/(m2・h)W/(m2,k)(m2,k)/WW/(m2,k)计算采用mm式

1234567891011121314151617181920212223

管

热水7077.3500000kg/h24290.00017

E1201分福塔顶油气-程6台

142179.40.8832314552880RCBOS1300-1.6-480-6/25-6I200

A-F热水换热器壳并联

分储塔顶油气97.879.6107300kg/h4350.00017

程

管12片

分储塔顶油气79.661107300kg/h10050.00017

E1202分镭塔顶油气程6

25122310.953875341560P9x3-4-130-1.57S-23.4/GJ-Ia

A-L空冷器壳路并

空气30403515616kg/h10310.00017

程