东方华龙50万吨年重油FDFCC-Ⅲ工艺技术操作规程

目次

前言...........................................................错误!未定义书签。

1范围.............................................................................3

2规范性引用文件...................................................错误!未定义书签。

3术语和定义......................................................................3

3.1FDFCCTII工艺...............................................................3

3.2转化率........................................................................3

3.3反应时间......................................................................3

3.4剂油比........................................................................3

3.5回炼比.......................................................................3

4符号和缩略语....................................................................3

5工艺原理概述....................................................................4

5.1催化装置技术改造概述........................................................4

5.2催化装置工艺原理简述.........................................................4

5.3催化裂化反应机理.............................................................6

5.4分僧、精僧原理...............................................................7

5.5吸收、解吸原理...............................................................8

5.6轻重汽油分离原理.............................................................9

5.7汽油精制反应机理..............................................错误!未定义书签。

6工艺流程简述....................................................................9

6.1反再系统工艺流程简述........................................................9

6.2分像系统工艺流程简述......................................................11

6.3稳定系统工艺流程简述........................................................12

6.4轻重汽油系统工艺流程简述.....................................错误!未定义书签。

6.5汽油精制系统工艺流程简述.....................................错误!未定义书签。

7主要工艺设备、机动设备........................................................13

7.1改造设备概述..................................................错误!未定义书签。

7.2塔类设备.......................................................错误!未定义书签。

7.3容器类设备.....................................................错误!未定义书签。

7.4冷换设备.......................................................错误!未定义书签。

7.5机组类设备....................................................错误!未定义书签。

7.6泵类设备......................................................错误!未定义书签。

7.7安全阀.........................................................错误!未定义书签。

8主要原材料性质和消耗指标......................................................18

8.1原材料性质..................................................................18

8.2主要消耗指标.................................................................22

9主要质量指标..................................................................22

10主要工艺操作指标.............................................................22

10.1动力供应条件...............................................................22

10.2主要工艺操作指标..........................................................23

11装置开工准备、开工步骤及要点................................................23

12装置停工、停工步骤及要点.....................................................23

13工艺岗位操作法................................................................24

13.1反应岗位操作法.............................................................24

13.2分储岗位操作法.............................................................45

13.3稳定岗位操作法.............................................................53

13.4汽油精制岗位操作法..........................................错误!未定义书签。

13.5轻重汽油分离岗位操作法......................................错误!未定义书签。

14生产异常波动应急处理.........................................................56

14.1反应岗位异常波动应急处理..................................................56

14.2分稳岗位异常波动应急处理..................................................67

15质量异常波动应急处理.........................................................72

15.1轻柴油闪点大幅波动.......................................................72

15.2轻柴油凝固点偏高.........................................................73

15.3汽油干点偏高.............................................................73

15.4稳定汽油蒸汽压波动大......................................................73

15.5重汽油初情点波动大.........................................................74

15.6干气中Cs以上含量高........................................................74

15.7液态烧中&含量高..........................................................74

15.8液态烧中Cs含量高..........................................................75

15.9精制汽油硫含量高...........................................................75

15.10精制汽油铜片腐蚀不合格.................................................75

50万吨/年FDFCC-m工艺技术操作规程

1范围

本标准规定了快速裂解装置催化单元反应岗位、分馆稳定岗位（包括轻重汽

油分离）、机组岗位的开、停工步骤、岗位操作法及生产异常波动应急处理方法。

本规程仅适用于东方华龙集团造气单元。

术语和定义

1.1FDFCC-m工艺

FDFCC-ni工艺即灵活多效催化裂化第三代工艺。该工艺采用一套设有两根提

升管反应器、两台气剂沉降器、两座主分^塔及独立油气分离系统和一个催化剂

完全再生器的催化裂化装置，通过双提升管来实现工艺操作的可选择性，为汽油

理想二次反应提供独立的改质空间和充分的反应空间，从而实现降低催化裂化汽

油的烯姓和硫含量，改善柴汽比，提高催化汽油的辛烷值，同时增产液化气和丙

烯的目的。

1.2转化率

是衡量反应深度的综合指标。

气体+汽油+焦炭

转化率=---------------------X100%

原料油

转化率还有以下两种表示方法：

a）以新鲜进料为基准计算出来的转化率称为总转化率。

气体+汽油+焦炭

总转化率=---------------------xioo%

新鲜原料油

b）以新鲜原料油和回炼油（包括油浆）计算出来的转化率叫单程转化率。

气体+汽油+焦炭

单程转化率=---------------------xioo%

总进料量

1.3反应时间

油气在提升管内的停留时间。

1.4剂油比

单位时间内进入提升管内的催化剂循环量与反应总进料量之比。

催化剂循环量t/h

剂油比=-----------------------

反应总进料量t/h

1.5回炼比

单位时间内进入提升管内的总回炼油量与新鲜进料量之比。

总回炼油量指回炼油和回炼油浆量之和。

总回炼油量t/h

回炼比=---------------------

新鲜进料量t/h

2符号和缩略语

表1所列符号适用于本标准。

表1催化单元工艺操作规程应用的基本符号

序号符号名称说明

1R反应器例“R-101D”表示汽油提升管反应器

2T塔例“T-201”表示催化主分镭塔

3V容器例“V-101”表示新鲜催化剂罐

4F加热炉例“F-101”表示反应卧式加热炉

5P机泵例“P-201”表示原料油泵

6E换热器例“E-201”表示主分储塔顶油气一热水

换热器

7C气压机例“0301”表示1#气压机组

8B空气压缩机例“BT02”表示2#主风机组

9CY旋风分离器例"CYT02”表示第三级旋风分离器

10BE烟气轮机例"BET01”表示烟汽轮机组

11FI过滤器Filtration

12SV安全阀SafetyValVe

13FCC流化催化裂化FluidCatalyticCracking

3工艺原理概述

3.1催化装置技术概述

FDFCCTII工艺技术是以FDFCC工艺为基础的家族工艺之一，是FDFCC工艺的进

一步发展和提高，其生产目标是进一步提高丙烯产率，降低汽油的硫含量和烯烧

含量。该技术的核心是利用汽油提升管沉降器待生剂相对较低的温度和较高的剩

余活性，将其返回重油提升管底部与再生剂混合，提高重油提升管的剂油比，降

低油剂瞬间接触温度，以降低干气和焦炭产率，提高总液收，改善产品分布。采

用双沉降器、双分俺塔工艺流程方案，即为汽油提升管反应器设立单独的沉降器

和分馆塔。汽油提升管反应器进料为本装置催化粗汽油或全厂催化轻汽油方案。

粗汽油来源为FDFCCTII装置，轻汽油来源为催化装置和FDFCC-HI装置，汽油管反

加工量为42.21万吨/年。

3.2催化装置工艺原理简述

本装置的原料油主要是常减压直储蜡油、减压渣油、洗涤油、焦化蜡油、加

氢蜡油、轻污油等；回炼油主要有本装置回炼油、粗汽油、重油催化单元粗汽油、

轻汽油等。

本装置是一套同轴式重油一汽油双提升管-双沉降-双分镭灵活多效流化催

化裂化装置（缩写为FDFCC-HI）。其工艺原理是原料油经进料喷咀雾化后，在一

定的温度、压力条件下，通过与预混合后的高温催化剂的接触、升温、汽化并发

生裂化、异构化、氢转移、脱氢和焦化等一系列化学反应；经一次反应产生的粗

汽油再进入汽油提升管喷咀雾化后，与高温催化剂进行接触、升温、汽化在择形

沸石上进一步进行二次反应，二次反应有裂化反应，也有异构化、氢转移等反应。

经过反应后生成汽油、柴油、液化气、干气、焦炭、油浆。参与反应的催化剂在

反应一再生器或反应一反应器内，靠稀密相输送形成循环流动，并经各自沉降器

汽提后，汽油沉降器内一部分催化剂进入重油提升管预混合段，一部分与重油待

生催化剂分别进入再生器烧焦，恢复其活性。

在重油反应器中裂解后的高温混合产物进入主分馆塔，由于各种福分的沸点

不同，经蒸储得到柴油、油浆。柴油和油浆作为产品出装置。塔顶气体冷却后，

得到粗汽油和富气，部分粗汽油或外部来粗汽油去FDFCC回炼。在汽油反应器中

裂解后的高温混合产物进入副分储塔，经油浆洗涤、降温、饱和、蒸储得到柴油

组分。柴油组分储出到柴油汽提塔。塔顶气体冷却后，得到粗汽油和富气，粗汽

油作冷回流去稳定吸收系统。由主副分馆塔来的富气经气压机压缩、提压后与粗

汽油分别进入吸收解吸系统，利用组分溶解度的不同分出干气和脱乙烷汽油。脱

乙烷汽油进入稳定塔，经过精储过程，得到液化气和稳定汽油。干气和液态烧送

至气体脱硫单元进行脱硫处理；稳定汽油经轻重汽油分离后，重汽油送至电碱精

制，再送至碱液抽提装置进行脱硫醇性硫处理，然后再经过无碱脱臭装置送至成

品罐区。

本装置反应再生系统主要技术特点有：

a）采用双提升管、单沉降器设计；

b）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；

c）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，采用适宜的原料预热温度，尽可能降低原料进料

喷嘴的粘度，确保原料的雾化效果及油剂接触效果；

d）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；

e）两根提升管后部均设急冷油设施（正常情况下不投用，特殊情况下投用），

控制反应出口温度；

f）根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，粗旋升气筒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；

g）汽提段采用高效汽提技术；汽油汽提段也采用高效汽提技术；

h）重油沉降器粗旋分离的油气通过直连系统导入单旋入口，同时采用导流

锥的形势来吸收粗旋、单旋料腿催化剂携带的油气以及汽提段汽提来的

油气，以减少沉降结焦；

i）重油沉降器内防焦蒸汽用中压过热蒸汽取代低压蒸汽；

j）采用逆流烧焦，减少催化剂的超温失活和水热失活；

k）为了取得较低的催化剂含炭量，采用单段再生加助燃剂的完全再生技术;

1）采用了金属钝化剂、专用丙烯助剂技术；

m）焦炭燃烧的过剩热专由再生器内、外取热器取走并转化为蒸汽；

n）采用了干气预提升技术。

本装置分馆稳定系统主要技术特点有：

o）采用双分储塔设计：重油提升管油气进主分偏塔，汽油提升管油气进副

分僧塔，分用塔顶冷却系统各自独立，进入汽油提升管的粗汽油只来自

主分储塔顶回流罐，进行单程转化，降烯煌效果好，达到同样烯煌含量

需回炼的汽油量小，能耗低

P）塔器内构件采用ADV浮阀等传热传质效果好、处理能力大、压降低、抗

堵塞能力强的塔盘，有利于装置操作的灵活性。

3.3催化裂化反应机理

石油储分在催化剂上进行的催化裂化反应是一个相当复杂的物理化学过程。

这种复杂性首先表现在石油镭分是由各种烷烧、环烷煌、芳煌等组成，各种单体

煌又进行着好几种反应，并且相互影响；其次还表现在催化剂上的反应不仅与化

学反应有关，而且还与油气在催化剂表面上的吸附、脱附以及油气分子的扩散等

物理过程有关。目前较为成熟的理论认为催化裂化反应是正碳离子反应，同时伴

有热裂化等。

3.3.1正碳离子反应机理

烧类的催化裂化反应与热裂化反应具有不同的反应机理。热裂化反应是通过

复杂的链式自由基机理进行的，而催化裂化反应是通过正碳离子中间体进行的。

所谓正碳离子是指含有一个带正电荷的碳原子的烧离子。根据与带正电荷正碳离

子结合的煌基数目的不同，正碳离子可分为甲基正碳离子、伯正碳离子、仲正碳

离子和叔正碳离子，它们的稳定性按上述顺序递增。

正碳离子的生成主要有以下几种途径：

由烷妙上与碳形成共键的氢与催化剂上的质子酸中心H'或非质子酸

中心『作用生成正碳离子；

由烯姓或芳煌与催化剂上的质子酸中心作用生成正碳离子；

正碳离子和饱和烧反应时，发生氢转移反应，生成一个新的正碳离

子。

正碳离子发生如下反应：

异构化：通过氢原子和碳原子的变位而发生；

裂化：直链的仲正碳离子在B位断裂生成一个烯姓和一个伯正碳离

子，后者很快进行氢转移而生成仲正碳离子；

环化：烯垃正碳离子通过一系列反应转化生成环状正碳离子，生成

的环状正碳离子能吸取一个负氢离子生成环烷烧，或失去质子生成环烯

煌,环烯妙再进行负氢离子和质子失去反应，直接生成芳煌；

烷基化：正碳离子与烯煌和芳煌进行烷基化反应；

氢转移：由烯姓接受一个质子酸中心形成正碳离子开始，并从饱和

煌、烯烧、环烯烧、氢化芳煌等“供氢”分子中抽取一个负氢离子生成

一个烷烧，“供氢”分子则形成新的正碳离子；

缩合：是新的C-C键生成、氢转移及分子量增加的反应，叠合是

缩合的特殊情况，如单烯烧生成焦炭的途径是先环化、脱氢生成芳煌，

然后与其他芳煌缩合生成焦炭。

3.3.2单体烧的催化裂化反应

单体煌主要包括烷烧、烯烧、环烷煌和芳妙，它们按正碳离子发生如下反应：

烷烧：主要发生裂化反应，裂化成较小分子的烷烧和烯烧；生成的

烷烧又可继续裂化成更小的分子；大分子比小分子易裂化，异构烷煌的

反应速度比正构烷妙快。

烯姓发生如下反应：

•裂化反应：裂化为两个较小分子的烯烧；烯烧裂化的反应速度比烷

煌快得多；大分子烯烧裂化的反应速度比小分子快，异构烯妙的反

应速度比正构烯炫快。

•异构化反应：一种是分子骨架结构改变，如正构烯烧变成异构烯煌;

另一种是分子中的双键向中间位置转移。

•氢转移反应：一些烯煌转化为烷烧，一些烯煌则给出氢转化为芳煌

或更高分子的烧，甚至缩合至焦炭。

环烷烧：一方面环断裂生成烯烧，烯姓再继续进行上述各项反应；

另一方面通过氢转移生成芳煌，带侧链的五元环烷煌先异构化成六元环

烷烧，再脱氢生成芳烧。

芳炫：芳烧核在催化裂化条件下十分稳定，但其所带的侧链很容易

断裂生成较小分子的烯烧，且断裂处主要在与苯核连接的键上；多环芳

烧的裂化反应速度很低，且主要是缩合成稠环芳烧，最后生成焦炭，同

时放出氢使烯妙饱和。

3.3.3石油储分的催化裂化

石油偏分为复杂的烧类（各单体煌的集合）和非煌类混合物（金属、无机盐），

其中绝大部分是烧类，只有极少部分为非烧类物质。在裂化条件下上述各种单体

煌的反应都在进行并发生许多交错反应，因而形成一个复杂的反应体系。在体系

中，C—C键断裂是最基本的一次反应，然后在此基础上发生各种二次反应。石

油俺分在催化裂化中发生的较重要的二次反应有两类：一类反应是在C-H和C

—C键都参与的反应，这类反应如双键位移、双键几何异构、氢转移、环烷脱氢、

烯燃饱和等；另一类反应是在C-C键上进行，这类反应有烯烧叠合、芳煌缩合、

烯烧骨架异构化、烯烧芳构化、烷基转移及烷烧歧化等。值得注意的是，以上各

类二次反应除少数（环烷脱氢、芳烧缩合、烷基转移）外，都是通过烯煌或烯姓

参与进行的。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

的烯烧，则基本上成为催化裂化二次反应的中间体。

在石油馆分的催化裂化各类反应中，在一般催化裂化的条件下，以C—C键

断裂的一次反应的速度最快和反应最完全，而且不受化学平衡的限制，可以连续

反应下去直至生成不易断裂的小正碳离子（C3H工C,H9）；一些氢转移、异

构化、环化、脱烷基及烷基转移、环烷脱氢等处于中间速度，反应只部分进行而

远未达到化学平衡；至于其他如芳构化、歧化、叠合、缩合等反应则最难进行，

而烯姓的叠合及芳煌的缩合则以较低的温度有利。

大量的反应数据说明，焦炭的生成来源于芳煌和烯烧，而主要是芳妙，重质

原料产生焦炭的倾向大。煌类生成焦炭的速度递减次序是：

双环芳姓〉单环芳姓〉烯妙〉环烯烧〉烷烧

此外，催化剂的性质对焦炭也有明显的影响。

催化裂化反应有吸热反应也有放热反应，但净反应热是吸热的。烧焦为催化

裂化反应提供热源。通常以提高催化剂循环量或用较高的焦炭产率来满足催化裂

化反应吸热的需要。

3.4分储、精储原理

分俺的基本原理是利用汽液相中各组分的相对挥发度的不同进行分离。在塔

中，蒸汽从塔底向塔顶上升，液体则从塔顶向塔底下降。在每层塔板上汽液相相

互接触时，气相产生部分冷凝，液相产生部分气化。由于液体的部分汽化，液相

中轻组分向气相扩散，使蒸汽中轻组分增多；而蒸汽的部分冷凝，使蒸汽中重组

分向液相扩散，液相中重组分增多，进而使同一层塔板上互相接触的汽液两相趋

向平衡。

分储有一次汽化（或一次冷凝）和渐次汽化（或渐次冷凝），且均能使混合

物起到一定的分离作用，但都难以分离得较为精确。生产中为了取得一定纯度的

产品，必须采取精俺的方法，即多次地同时利用汽化与冷凝的方法来分离混合物。

反应过热油气进入主分储塔下部，与循环油浆接触，经一次冷凝，使油气形

成饱和气体上升，冷凝部分下降，流入塔底。上升的油气混合物在塔内令其温度

逐渐降低，就会出现部分冷凝现象，首先冷凝的是沸点较高的回炼油，未冷凝的

汽相中，主要是沸点较低的汽油、轻柴油、重柴油，再降低温度令其部分冷凝时,

依次冷凝的是重柴油、轻柴油，最后不能冷凝的是汽油蒸汽、液化态蒸汽、瓦斯

气体。此时，在主分储塔底取得较高沸点俺分油浆，塔侧自上而下可取得轻柴油、

重柴油、回炼油等倒分，自塔顶可取得富气、粗汽油储分。

主分馆塔的分镭效果用较重镭分的初情点与较轻福分的终镭点相比较确定。

若较重情分的初情点高于较轻储分的终储点，则说明两僧分间有“间隙”；反之

为“重叠”。间隙愈大，说明分僧精确度愈高，反之分离精确度就较差。由于主

分馆塔顶及各侧线产品之间的恩氏蒸馆的50%点相差较远，分偏各侧线的产品容

易满足要求。

3.5吸收、解吸原理

吸收过程是利用气体中各组分在液体中溶解度的不同来达到分离气体混合

物的目的。用粗汽油或稳定汽油来溶解富气中C,以上的气体烧类，粗汽油或稳定

汽油称为吸收剂，被溶解的C3、G组分称为溶质或吸收质，含有溶质的气体称为

富气，不被溶解的气体称为贫气或惰性气体。

在压力不高，烧类混合物中各煌类分子结构相近，相同分子间作用力与不同

分子间作用力接近的条件下，可以认为是理想溶液。对于理想溶液，某组分由液

相逸人气相的倾向，可以应用拉乌尔定律：溶液中组分的蒸汽压，仅与该组分在

溶液中的浓度和在系统温度下该组分的饱和蒸汽压有关，而与溶液中其他组分无

关。其表达式：

Pi=Pj°Xi

式中Pi一一组Ai在气相中的分压，或在溶液表面上的蒸汽

分压；

P「一一组分i在系统温度下的饱和蒸汽分压；

X,组分i在溶液中的摩尔分数。

对于非理想溶液，溶质和溶剂的分子结构组成差别较大，溶质逸人气相的倾

向，不仅与该组分的浓度和性质有关，而且还与其他组分的分子间作用力有关，

溶液中溶质的蒸汽压要服从亨利定律，而亨利定律与拉乌尔定律的差别仅在于用

亨利系统代替了饱和蒸汽压。其表达式：

P（=Hi°X।

式中乩一一亨利系统，不仅与该组分分子性质有关，还与其

他组分性质有关。

对于气体，在低压下混合物体中组分的气体分压应服从道尔顿定律：

P：=nY：

式中Pi组分i在气体混合物中的分压；

n------系统总压力；

Yi组分i在气体混合物中的摩尔分数。

当溶质在气相中的分压大于该组分在溶液中的蒸汽分压，溶质就从气相转移

到液相，称为吸收过程，这个压力差就是吸收过程的压力差。当溶质的蒸汽分压

大于该组分在气相中的分压，溶质就从溶液中解吸出来，称为解吸过程。

当溶质在溶液中的蒸汽分压等于它在气相中的分压时，气液两相就处于相平

衡状态，这是吸收或解吸过程的限度。

3.6稳定塔分离原理

轻重汽油分离是分用诸多过程中的一种，符合分馆、精储原理。稳定汽油的

分离是在稳定塔内完成的，较高温度的稳定汽油以气液混合状态进入塔中，在进

料段，经一次汽化使绝大多数应蒸出的僧分轻汽油与液相分离，油气上升，未汽

化部分下降。在提镭段，由塔底重沸器供热，在达到一定温度条件下，进料及精

用段来的液相与上升汽相在塔板上进行多次汽化与多次冷凝，自上而下重组分逐

渐被提浓，最终流入塔底，由塔底抽出重汽油。在精僧段，在塔顶冷回流的作用

下，上升的汽相与冷回流在塔板上进行多次汽化与多次冷凝，自下而上轻组分逐

渐被提浓，塔顶汽相出料，经冷凝冷却分离汽液相后，得到液相液态烧，部分作

冷回流循环，部分作产品出装置。

塔内回流的作用有二：一是提供塔板上的液相回流，造成汽液两相充分接触,

达到传热传质的目的，二是取走进入塔内多余的热量，维持全塔热平衡，以利于

控制产品质量。

4工艺流程简述

4.1反再系统工艺流程简述

原料油自罐区来，经流量计，液控阀后进入原料油缓冲罐，通过原料油泵

(P2201A.B)升压后.经原料一顶俯换热器(E2201A.B)后.通过原料一轻柴换热器

(E2211A)升温至约125T,进入电脱盐装置，脱水脱盐后原料依次通过原料一轻

柴换热器(E2211B),油浆一原料换热器(E2202)加热至20(TC左右，然后与钝

化剂、分得来的回炼油一起进入混合器(M2101)经自保阀(ZA11101)进入进料

集合管。分四组经进料喷嘴进入提升管(R—2101A)，再生器(R2102)高温催化

剂经过再生滑阀(ZH1103),再生斜管进入重油提升管预提升段，同时汽油反应

沉降器尚具有一定活性的低温催化剂，经过循环待生单动滑阀(ZI12107)也进入

重油提升管预提升段，(由70(TC左右高温再生催化剂和经汽油沉降器汽提后的

52(TC左右待生循环催化剂在重油提升管预混合段进行混合后组成的催化剂)两

路催化剂混合后以接近活塞流方式上行与原料油充分接触。接触并迅速升温、汽

化，在与催化剂沿重油提升管向上流动的同时，原料不断发生催化裂化反应，生

成汽油、轻柴油、液化气、干气、油浆、焦炭组分。焦炭则覆盖在催化剂表面，

使催化剂逐渐丧失裂化活性。由于待生剂的进入，降低了催化剂温度，可大大提

高剂油比，强化催化裂化反应，有效降低热裂化反应强度，减少干气，焦炭产率。

最终反应油气在提升管出口经粗旋风分离器迅速分离后进入左右两组高效单旋

分器，在进一步除去携带的催化剂细粉后离开沉降器，进入外集气室通过油气大

管线进入分僧塔(T2201)脱过热段。

本装置为达到多产气体以及汽油降硫、烯烧的目的，还增设了汽油提升管，

具体流程如下：自重油油气分离器(V-2203)出来的粗汽油经泵(P-2202AB)提升

后，经反应汽油控制阀(FIC11103)分二路进入，一路进入汽油提升管反应器

(R-2101B),与高温再生催化剂接触完成汽油的升温、汽化及反应。由于粗汽油

很难裂，为增强副反提升管剂油比，从再生器引出的高温催化剂先经过小外取热

器(R2103B)降温后，通过副反单动滑阀进入提升管预提升段，提升上行与粗汽

混合反应，油气与催化剂在提升管出口经粗旋快速分离进入一组汽油高效单旋进

一步分离，油气引出进入副分储塔(T2204)o

一路进入重油提升管(R2101A)上部的两个终止剂喷咀作终止剂。

沉降器内重油粗旋出口，汽油粗旋出口与单旋进口全部为对口硬连接。

重油待生剂经粗旋料腿，单旋料腿进入汽提段。

汽反待生剂经粗旋料腿进入收集斗，一部分经循环待生单动滑阀进入重油提

升管，另一部分溢流至汽提段。

R-2101A粗旋以及重油单级旋风分离器、直连分配器回收的待生催化剂一起

进入R-2101汽提段，在此，待生催化剂与蒸汽逆流接触以汽提催化剂所携带的油

气，汽提后的催化剂沿待生立管下流，经待生立管并通过待生塞阀、待生套筒及

出口的分配器，在增压风和待生催化剂自身静压的推动下进入再生器(R-2101)

的密相床上部；R-2101B粗旋以及汽油单级旋风分离器回收的待生催化剂一起进

入R-2101汽提段，在此，待生催化剂与蒸汽逆流接触以汽提催化剂所携带的油气,

汽提后的催化剂分两路，一路作待生循环催化剂沿待生外循环管、并通过待生循

环滑阀进入重油提升管预混合段与高温再生催化剂混合，一路作为待生催化剂经

溢流斗流入沉降器汽提段；与重油旋分下来汽提后的催化剂沿待生立管下流，经

待生立管并通过待生塞阀、待生套筒及出口的分配器，在增压风和待生催化剂自

身静压的推动下进入再生器(R-2101)的密相床上部，在700C左右的再生温度

及C0助燃剂助燃的条件下进行逆流完全再生。烧焦过程中产生的过剩热量分别由

内、外取热器取走。含炭量0.1%左右的再生后的催化剂，通过重油提升管反应

器、汽油提升管反应器各自的再生斜管及再生单动滑阀，分别进入其反应器底部。

在蒸汽或干气的提升下，完成催化剂加速、分散过程，然后与原料油、粗汽油、

轻汽油等接触反应。

再生器密相的过剩热量由外取热器取走。外取热器共有21根取热管，再生器

内的部分催化剂由外取热入口管进入外取热壳程中。在流化风的作用下，高温催

化剂向下流动流经翅片管束间时降温，同时发生3.5MPa的饱和蒸汽。冷却后的催

化剂由外取热器返回管提升返回再生器密相床层。外取热器的负荷通过改变外取

热器的提升风，改变催化剂循环量来调节。

为防止原料中的重金属对催化剂造成污染，降低催化剂的活性、选择性，在

重油进料管线(M2101前)设置金属钝化剂加注系统，钝化剂经计量泵连续加入。

为适应生产操作灵活性、增加目的产品收率，重油提升管还设置了油浆回炼

喷嘴两支。油浆自主分储塔底抽出经油浆泵(P2209A、B)升压后，分支经流量

计、调节阀进入进料集合管，分两路进入主提升管。

汽反提升管还分别设置了两支C,汽油回炼喷嘴、两支石脑油改质喷嘴，以增

加后路气分装置处理量。

主、副提升管提升介质均设有干气、蒸汽两路。主提升管急冷介质为酸性水

或粗汽油。流程如下：主分储油气分离器脱水包底酸性水经富气水洗泵(P2213AB)

分支经流量计、调节阀后分两路进入提升管上部。以提高催化剂与汽油的混合比

例，以提高反应剂油比。

再生器烟气先经7组两级旋风分离器分离催化剂，再经三级旋风分离器进一

步分离催化剂后，一路经双动滑阀、降压孔板、进余热锅炉。一路经高温闸阀、

蝶阀进入烟气轮机膨胀做功驱动主风机。从烟机出来的烟气经水封罐后，进入

CO碳焚烧炉升温后再进入余锅进一步回收热能，使烟气温度降到180七以下，最

后经烟囱排入大气。三旋下泄气进入四旋分离催化剂后，烟气经临界喷嘴节流后

汇入主烟道。四旋分离下来的催化剂细粉进入细粉罐，间断送至催化剂贮罐。

再生器烧焦用主风由主风机提供，当烟机停运时，主风由备用主风机提供。

主风自大气进入主风机后经单向阀、阻尼阀分两路分别进入辅助燃烧室(F2101)

一、二次风室出口汇合后分两路进入再生器主风分布器。

大外取热器流化风、立管提升风、小外取热流化风由增压机组提供。增压风

自主风出口引入，经增压机升压后进入大小外取热器。

为维持反再系统有一定的催化剂藏量，也为保持一定的平衡催化剂活性，需

从新鲜催化剂罐内，用小型加料将新鲜催化剂，由非净化压缩空气输送至再生器

内，或从热催化剂罐内，用小型加料将平衡催化剂，由非净化压缩空气输送至再

生器内。为提高单项产品收率，需从助燃催化剂罐内，用小型加料将相应的助催

化剂，由非净化压缩空气输送至再生器内。为保持催化剂活性和催化剂上重金属

含量不超过允许值，需从再生器内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。

4.2分馆系统工艺流程简述

1)主分储塔部分

由重油沉降器来的反应油气进入主分储塔底部，通过人字型挡板与循环油浆

逆流充分接触，洗涤反应油气中的催化剂粉尘并脱除过热，使油气呈“饱和”状

态进入主分储塔上部进行分储。

主分馆塔顶部油气经油气一热水换热器(E-2203/A〜D)换热以后，经主分

储塔顶油气干式空冷器(E-2204/A〜H),再经主分馆塔顶油气冷却器

(E-2205A-D)冷却至40℃,进入主分馆塔顶油气分离器(V-2203)进行气液相

分离；主分僧塔顶油气分离器顶分离出的富气(温度409、压力-0.21Mpa(绝))

进入富气压缩机(C2301)；分离出的粗汽油经粗汽油泵(P-2202/AB)主要分

两路，一路去汽油提升管作回炼粗汽油，另一路作冷回流去主分储塔顶；含硫含

核酸性水由酸性水泵(P-210/1.2)抽出，一路作终止剂去重油提升管上部喷嘴,

一路出装置至酸性水汽提、或去压缩富气干式空冷器(E-2301A-D)洗涤富气。

轻柴油自主分僧塔第16层或18层抽出自流至轻柴油汽提塔(T-2202),经

汽提后，塔底的轻柴油由轻柴油泵(P-2205/L2)抽出，经轻柴油一原料油换

热器(E-2205/A〜B),轻柴油一富吸收油换热器(E-2207/AB),轻柴油一热

水换热器(E-2208AB),再经轻柴油空冷器(E-2209AB)使轻柴油温度降至7(TC

分成三路：一路作为产品出装置，一路去封油罐(V2205)作机泵封油或冲洗油

和燃料油，一路经贫吸收油冷却器(E-2210/AB),使其温度降至40C以后，送

至再吸收塔(T-2303)作再吸收剂。从稳定再吸收塔返回的富吸收油经轻柴油

—富吸收油换热器(E-2207/AB),换热升温后，自压至主分馆塔的第5层。

回炼油自主分^塔第33层自流入回炼油罐(V-2202),再经回炼油泵(P

-208/AB)升压后，一路单独或与原料油混合进提升管反应器回炼，另一路返回

主分镭塔第33层。

主分馆塔多余热量分别由顶循环回流、中段循环回流及油浆循环回流取走。

顶循环回流自主分倒塔第4层塔盘抽出，用顶循环油泵(P-2204/AB)抽出

升压后，经顶循环油一原料油换热器(E-2201/AB),顶循环油一热水换热器(E

-2206/AB),温度降至8(TC后返回主分镭塔第一层。

中段回流油自主分馆塔的第21层抽出经中段循环油泵(P-2207/AB)抽出升

压后，口作为稳定塔(T-2304)底重沸器(E-2310)的热源，降温至21(TC,

并经中段循环油一热水换热器(E-2217),温度降至205℃返回主分镭塔的第16、

18层塔板上。

循环油浆自主分僧塔底由循环油浆泵(P-2209/A.B)之塔底抽出，循环油浆

由油浆泵(P2209A.B)自塔底抽出，经循环油浆-原料油换热器(E2202)与重反

原料油换热后，分为两路，一路进入油浆蒸汽发生器(E2215AB)发生中压饱和蒸

汽后，温度降至28(TC后，分别经上下两路返塔返回分馆塔；另一路进入油浆蒸汽

发生器(E2214)发生中压饱和蒸汽，温度降至280℃至副分僧塔(T2204)人字塔

板上方，以吸收副分馆塔油气中的高温位热量，并洗涤催化剂。

回炼油浆由油浆泵(P2209A.B)出口直接至重反提升管油浆喷嘴。

产品油浆由循环油浆泵(P2209AB)出口，经外甩油浆冷却器(E2216AB)冷至

90℃作为产品出装置送出装置，事故状态紧急外甩油浆经(E2213A〜D)送出装置，

设计中出装置油浆保留自油浆蒸汽发生器(E2215AB)后部来流程。

2)副分僧部分

由沉降器来的汽反反应油气进入副分储塔底部，与来自主分馆塔的一股循环油

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”进入副分

储塔进行分储。副分馆塔顶油气自塔顶流出进入副分储塔顶油气-热水换热器

(E2203EF)、副分储塔顶油气干式空冷器(E2204I〜L)、副分镭塔顶油气冷凝冷

却器(E2205E-F)冷至4(TC后进入副分储塔油气分离器(V2204),进行气液分离。副

分馆塔油气分离器顶出的富气经压控阀与分储塔油气分离器顶出的富气混合后进

入富气压缩机(C2301)；气液分离器(V2204)底部出的粗汽油由粗汽油改质泵

(P2210A.B)抽出加压后，一路作为冷回流送至副分俺塔顶，另一路送至吸收塔

顶作吸收剂用；气液分离器底分水包分出含硫污水经副分馆塔富气水洗泵

(P2214/AB)送到分镭塔顶油气分离器(V2203)。

副分偏塔中段油自副分偏塔第16层抽出，经副分馆中段泵(P2211A.B)升压

后，经副分储塔中段油一热水换热器(E2218)冷却到145℃后返回副分馆塔第13

层。

副分偏塔底油浆自流进入分僧塔人字挡板上部。

4.3稳定系统工艺流程简述

从V-2203、V-2204来的富气进入入口分液罐气压机(C-2301)一段进行压缩,

然后由气压机中间冷却器(E-2314)冷至4(TC进入气压机中间气液分离器

(V-2301)进行气液分离，分离出来的富气再进入气压机二段，二段出口压力为

1.6MPao气压机出口富气与解吸塔顶脱吸气、□吸收塔底油及富气洗涤水汇合一

起至压缩富气干式空冷器(E-2301/ABCD)冷却至口40℃,进入气压机出口油气

分离器(V-2302)进行气液分离。分离后的气体进入吸收塔(T-22301)下部，

用经冷后的粗汽油、稳定汽油和吸收剂进行吸收打至第6层第1层，与气体逆流接

触。吸收过程放出的热量由吸收一、二中段回流取走。吸收一中段回流由吸收塔

第8层集油箱抽出，经一中段回流油泵(P-22303A.B)升压后，再经循环水冷

却器(E-2303/AB)冷却至40t返回第9层分配器；吸收二中段回流由吸收塔第

28层集油箱抽出，经二中段回流泵(P-22304)升压后，再经冷却器(E-2304/AB)

冷却至40℃返回第29层分配器。吸收塔底油经吸收塔底油泵(P2303AB)升压后,

与来自压缩富气干式空冷器的富气混合后进入富气冷凝冷却器。吸收后的贫气经

再吸收塔(T-2303)用轻柴油作吸收剂进一步吸收后，干气一部分作为预提升

介质至反应器（RT01A）,□另一部分作为产品送至脱硫单元精制后，作为燃

料气供应所需用户。

V2302凝缩油由解吸塔进料泵（P-2301/AB）从V22302抽出加压后分两路：

一路经解吸塔进料换热器（E-2305）与稳定汽油换热后，温度升至95C,作为

热进料进入解吸塔第10层，另一路作为冷进料直接进入解吸塔顶部。解吸塔由塔

底重沸器提供热量，以解吸出凝缩油中的品组分，凝缩油也可以全部进入塔顶解

吸。解吸塔重沸器（E-2306）用LOMPa的蒸汽作热源，解吸塔底脱乙烷汽油由

稳定塔进料泵（P-2305/AB）抽出，经稳定塔进料换热器（E-2307）与稳定汽

油换热后送至稳定塔（T-2304）的第二十七、三十一或三十五层进行多组分分

储。稳定塔底重沸器（口£-2306）由主分储塔中段循环回流油提供热量，液化

气从塔顶偏出，经稳定塔顶冷凝冷却器（E-2309AD）冷至40℃后进入稳定塔顶

回流罐（V-2303）,罐底液态烧经液态烧泵（P-2306/AB）抽出后，一部分作稳

定塔回流，其余作为液化气产品送至气分部装置脱硫单元，进行脱硫和脱硫醇。

稳定汽油从稳定塔底压出后分为两种工况，一种工况是经稳定塔进料换热器，，

解吸塔进料换热器（2305）,稳定汽油一热水换热器（E-2311）分别与脱乙烷汽

油，除盐水换热后，□再经稳定汽油冷却器（E-2311/1.2）冷却至40C,一部

分作补充吸收油由吸收油泵（P-22307/AB）□送至吸收塔；其余作为产品，经

预碱洗和电精制后送至脱硫汽油抽提装置或直接进入汽油脱臭装置精制。另一种

工况是不出产品改去轻重汽油分离装置进行轻重汽油分离。

稳定塔压力由稳定塔顶冷凝冷却器热旁路和顶回流油罐顶压力控制器分程

控制，回流罐内不凝气经控制器进入主分储塔顶油气分离器或根据系统要求进入

高压瓦斯管网。气压机出口油气分离器及稳定塔顶回流油罐分离出的含硫含镀酸

性水与分储系统来的酸性水汇合送至污水汽提装置。

主分储塔顶油气分离器的压力决定轻重汽油分离系统的压力。

5主要工艺设备、机动设备

一.塔类

1）分储塔（T2201）

分僧塔直径巾4200mm,采用34层双溢流条形浮阀塔板，塔底设6层人字挡板，

全塔设有4个回流，较长的换热流程，充分经济的利用温位能量回收，减少冷

却水的使用。

①.油浆：自塔底抽出，分四路，一路上返洗涤油气携带的催化剂与副分馆

塔来的油浆同时返回到6层人字塔盘上，一路下返利用温位控制塔底温度返

塔底部，一路返副分储塔，一路返塔底作油浆搅拌。

②.二中回炼油：自34层全馆出至回炼油罐，用泵自回炼油罐抽出，分两路：

一路至主提升管回炼；一路返主分馆塔33层。

③一中中段回流自21层抽出根据产品要求分两路返回：一路返18层下、一

路返16层下。

④.轻柴油镭出口：根据产品要求分两个流出口：上口16层和下口18层。

⑤.富吸收油：轻柴油做吸收剂后的富吸收油，自再吸收塔底部自压至主分

^塔13层。

⑥・轻柴油气返口：自轻柴油气体塔顶汽提出的轻组分，返主分馆塔第14

层，作为13层富吸收油液相返回的气相补充。

⑦.顶循回流：自4层抽出返回1层。

⑧.塔底还设有搅拌蒸汽、油浆塔底搅拌和防焦器，防止固体颗粒沉淀结焦和

固体沉淀物及焦块堵塞泵入口，造成回流中断。

2）副分储塔（T2204）

副分馆塔直径62000mm,采用16层单溢流条形浮阀塔板，塔底设8层人字挡

板，全塔设有3个回流。

①油浆：副分储塔底油浆利用高度差自压至主分储塔，返回到34层塔盘下

6层人字塔盘上。自主分储塔油浆下返来的油浆，一路上返至一层人字挡板

上洗涤油气携带的催化剂，一路返塔底利用温位控制塔底温度。

②中段回流：自16层塔盘抽出返至13层塔盘。

③塔顶回流：自副分僧塔顶油气分离器来的粗气油作为塔顶回流。

④.塔底还设有搅拌蒸汽和防焦器，防止固体颗粒沉淀结焦和固体沉淀物及焦

块堵塞泵入口，造成回流中断。

3）轻柴油汽提塔（T2202）

轻柴油汽提塔直径“2000mm,采用6层单溢流条形浮阀塔板。塔顶设有汽返

口返至主分福塔第14层，与主分福塔形成压力联通，确保良好的汽体效果同时

保证柴油流入的畅通。

3）吸收塔（T2301）

吸收塔直径62200mm,采用40层双溢流ADV微分浮阀塔板。

为达到良好的吸收效果，设有两个中段冷却回流，把吸收过程中放出的热量

提取出来，一中回流自第8层塔盘全抽出，返至第9层塔盘；二中回流自28层

塔盘全抽出，返至29层。

吸收剂是来自副分僧塔顶油气分离器冷凝的粗气油，一路返吸收塔至第6

层塔盘，一路返吸收塔顶弥补开产初期补充吸收剂的不足，为保证良好的吸收效

果，在塔顶又设有稳定汽油入口作为补充吸收剂。

4）解吸塔（T2302）

解吸塔直径62800mm,采用40层双溢流条形浮阀塔板。

为达到良好的解析效果保证解析吸热过程的热量充足，塔底设有依蒸汽为热

源的重沸器，进料来自气压机出口油气分离器冷凝下来的凝缩油，一路冷进料自

塔顶进入，一路热进料自塔第10层进入，以达到节省能源的目的。

5）再吸收塔（T2303）

再吸收塔直径61600mm,采用30层单溢流条形浮阀塔板。塔顶设有吸收油

入口，用轻柴油作吸收剂。塔底富吸收油自压至主分馆塔第13层。

6）稳定塔（T2304）

稳定塔直径62200,采用52层双溢流条形浮阀塔板。根据产品质量要求进

料开有三个进口，分别自24、28、32、层进入，为保证液化气的精储效果，塔

顶设有用液化气作为回流的塔顶冷回流，为保证塔下部提留段的热源充足，塔底

设有依主分偏塔中段作热源的重沸器。

二、反应再生部分

1）提升管反应器：（R2101A）

重油提升管：分为两段，下段为预提升段，上段为进料及反应段。预提升段

内径DN1600nlm,内衬100mm隔热耐磨材里：反应段内径DNIOOOmni,内村100mm

隔热耐磨衬里。提升管出口段内径DN950mm,内衬100mm隔热耐磨村里。提升管

反应器进料段设一排6支高效雾化喷嘴，其中原料进料喷嘴4支，回炼油进料喷

嘴2支，进料及反应段中上部还设有防止二次反应的终止剂喷嘴2支，出口采用

粗旋风分离器。接预提升段催化剂再生斜管内径DN900mm,内衬100mm隔热耐磨

衬里，为提高重油提升管的剂油比，副提升管旋分下来的待生催化剂通过待生循

环斜管接预提升段，循环管内径DN600mm,内衬100mm隔热耐磨村里。

汽油提升管：分为两段，下段为预提升进料段，上段为反应段。预提升段内

径DN750mm,内衬150mm隔热耐磨材里：反应段内径DN700nlm,内衬100mm隔热

耐磨衬里，提升管反应器进料段设一排4支高效雾化喷嘴，其中回炼碳四喷嘴2

支，回炼汽油进料喷嘴2支，反应段中部设有石脑油喷嘴2支，出口采用粗旋风

分离器。为避免过裂化，再生斜管中间设外取热以达到合适的循环催化剂温度。

2）沉降器（R2101）及汽提段

沉降器置于再生器之上，直径66400mm,内衬100nlm无龟网衬里，由主提升

管1台粗旋风分离器3台细旋风分离器和副提升管1台粗旋风分离器1台细旋风

分离器组成。

汽提段直径62400mm,设8层改进型环形挡板，整个汽提段插入再生器中，

外衬100mm隔热耐磨衬里。

3）再生器（R2102）

采用大小筒体布置，稀相直径为e9200mm,密相直径为＜b6600mrn,采用125

mm厚隔热耐磨衬里，主要构件包括7组两级高效旋风分离器主风分布管、待生

塞阀套筒及特殊设计的待生催化剂分配器、外取热器等。

4）外取热器（R2103A）

本装置设置一台下流气控式外取热器（大），直径为“2500mm,内衬100mm

隔热耐磨村里，汽水循环系统采用自然循环方式，正常取热量为17445kw,最大

取热量可达到23000kwo

本装置还设置一台下流式外取热器（小R2103B）,直径为62500mm,内衬

100mm隔热耐磨衬里，汽水循环系统采用自然循环方式，正