催化操作规程

作业文件催化裂化装置操作规程2002年12月30日中石化股份公司天津分公司联合一车间作业文件编码：WD9.2-12编号：催化裂化装置操作规程2002年12月30日中石化股份公司天津分公司联合一车间催化裂化装置操作规程审批单技术开发处：生产管理调度处：设备动力处：安全环保处：总工程师：前言此操作规程是在九七年版本的基础上重新进行修订的。从九七年至今，催化裂化装置与美国UOP公司和洛阳石化工程设计院（LPEC）合作，分别进行了九八年、二OOO年和二OO二年三次大的技术改造（主要改造内容后叙），所有这些新工艺、新技术、新设备等方面的资料，都需要进行一次完善、系统的整理和总结，以便为以后催化裂化装置的技术改造和职工培训、学习提供尽可能详细、准确的第一手资料。此操作规程主编杜世强，参与编写的人员有王占根、窦如华、谭兴利、张会朴、黄强、张志强、王晓。审定王占根。在此规程编写过程中受到技术开发处、生产管理调度处、设备动力处和安全环保处等部门的大力协助。在此对他们的支持表示衷心的感谢。由于编者的经验有限，规程中难免有不妥当之处，对于其中的疏漏，还望各位专家、读者予以批评指正。催化裂化装置操作规程目录催化裂化装置概况装置简介工艺特点主要设备概况历年主要改造情况工艺原理催化裂化的主要化学反应非催化反应工艺流程说明反应再生系统分馏系统气体压缩和吸收稳定系统物料平衡装置设计物料平衡MGD工艺装置物料平衡工艺操作指标及产成品控制指标、化验分析频次装置能耗催化剂及化学助剂操作法反应岗位操作法反应岗位任务正常操作事故状态处理外取热系统操作法炉2001操作法炉2002操作法水封罐操作法主风机切换分馏岗位操作法分馏岗位任务正常操作事故状态处理油浆采样器的操作法蒸汽发生器的操作法换热器操作法冷却器操作法吸收稳定岗位操作法吸收稳定岗位任务正常操作事故状态处理四机组岗位操作法高压备机操作法增压机操作法1#气压机操作法3#气压机操作法司泵操作法事故预案事故处理原则紧急停工的处理几种事故的处理方法原料中断四机组故障主风或增压风中断气压机故障停新鲜水停循环水停电停汽停风取热系统故障装置正常开工开工要求吹扫、贯通、试压的目的和要求开工程序表装置正常停工停工要求扫线的目的和要求停工程序表仪表的使用和自保系统说明电动及气动仪表的说明方法电动滑阀的操作法风动闸阀、滑阀的操作法三通阀操作法自保系统可燃性气体传感变送器的使用环境保护含油污水排放含硫污水排放大气的污染噪声污染安全专篇第一节装置停工、检修、开工安全规定劳动保护及安全规定气防预案消防预案防汛抢险预案其他安全规定主要设备规格表表-1炉类表-2塔类表-3反应设备类表-4容器类表-5冷换类表-6通用机械类表-7动力设备类表-8起重设备类表-9特阀类表-10安全阀一览表表-11盲板一览表表-12压力容器表系统及主要设备表图-1装置设备平面布置图图-2装置原则流程图图-3反再系统自控流程图图-4取热系统自控流程图图-5分馏系统自控流程图图-6吸收稳定系统自控流程图图-7烟机系统工艺自控图图-8再生器图图-9沉降器图图-10提升管反应器图图-11三旋系统设备图图-12外取热器设备图图-13蒸汽发生器设备图图-14主分馏塔图图-15汽提塔图图-16吸收塔图图-17解析塔图图-18稳定塔图图-19再吸收塔图图-20装置自保原理图第一章催化裂化装置概况第一节装置简介本装置原设计为Ⅳ型流化催化裂化装置，设计加工能力为1.2Mt/a，以常减压直馏蜡油为原料。经过多次改造后，现装置加工能力为1.3Mt/a，加工的原料为直馏馏分油（VGO）、常压渣油（AR）和焦化装置二次加工后的蜡油（CGO），主要产品为汽油、轻柴油、液化气，副产品为干气、油浆和焦炭。一、工艺特点两器结构形式为同高并列式。其中再生器为前置烧焦罐式再生，具有烧焦速率快、烧焦强度高，烧焦效果好（再生剂定碳小于0.1%)、烧焦罐与二再布风均匀、径向温差小等特点。沉降器采用外提升管出口直联式反应器（VDS）以及高效汽提器，油气在沉降器内的停留时间大大缩短，二次反应减少，焦炭和干气产率降低。提升管进料喷嘴采用UOP公司提供的Optimix高效喷嘴，雾化效果好。二、主要设备概况1、装置共有设备239台，其中动设备112台，静设备127台。2、设备概况：.再生器壳体内径Φ8900mm/Φ6700mm；外循环管直径Φ1180mm。.外取热器筒体直径Φ1600mm，内衬100mm衬里,入口管直径Φ1200mm（内衬100mm），返回管直径Φ700mm（内衬100mm）。.待生催化剂水平管直径Φ1650mm，内衬100mm隔热耐磨衬里；待生提升管直径Φ962mm，内衬100mm隔热耐磨衬里。.再生、待生和外循环滑阀直径Φ1000mm。再生和待生滑阀全开（闭）时间正常时小于5秒，事故时小于2秒。.提升管反应器分为预提升段、进料段及水平段。其中进料段为直径（即设备衬里前内径，下同）Φ1300/Φ1000mm、高度4700mm的锥段（内衬100mm隔热耐磨衬里），其下部装有四台6″UOPOptimix原料油雾化喷嘴（标高EL+10600mm)，中部有两台6″UOPOptimix回炼油浆雾化喷嘴（标高EL+11600mm）。MGD工艺新增两组汽油喷嘴标高EL+7370mm，两组轻质原料喷嘴标高EL+16350mm。提升管上部两个终止剂喷嘴标高分别为EL+26200mm和EL+30700mm。预提升段总长度为6300mm，下部（长度2100mm）直径Φ1200mm，上部缩径至Φ1000mm（包括500mm过渡段）。.沉降器为直径Φ7200mm的冷壁结构。主要内构件包括一套VDS系统及三组单级Emtrol型旋风分离器。VDS入口管为1580*720mm的矩形管，升气管为直径Φ1150mm，总长度约6500mm的垂直管，底部伸入筒体，顶端通过三根828*394的矩形水平管与单级旋分入口相联，下部设三根Φ80mm的平衡管；筒体直径Φ2450mm，高度约4200mm；锥段直径Φ2450*Φ1650mm，长度5485mm，下部伸入灰斗约1000mm，并在底部均匀开了12个150*300槽口；底部灰斗高度3500mm，分为上下两段，上段直径Φ2700mm，底部直径Φ3400mm，灰斗内设四块破涡板，底部中央还有催化剂锥型分配器。.三组旋分器入口面积为0.2812平方米/台，筒体直径Φ1309mm，总高度6700mm，料腿直径Φ300mm，长度5655mm，底部设重锤式翼阀，每个翼阀需平衡的荷载重量为3.6Kg±10%。.汽提段直径Φ3400mm，为热壁结构；内设七层挡板。.主风机有两台，一开一备。主机为四机组轴流风机（AV50-11）额定流量2100m3n/min（湿），出口压力0.3138MPa（绝）。备机为离心风机（5E1490-3.2/1.0142），流量1490m3n/min（湿），出口压力0.3138MPa。.气压机有两台（均由背压式汽轮机驱动），一开一备。1#气压机（2MCL526-10）额定流量460m3n/min。3#气压机（2MCL456-13）额定流量356m3n/min。三、历年主要改造情况1、98年改造情况：.更换主风分布管、待生催化剂出口采用新型分布器、再生器溢流斗取消改为底部抽出。.沉降器及汽提段改造。将提升管出口粗旋改为VDS快分、将原有四组单级旋分改为三组、更换汽提段挡板及汽提蒸汽分布管。.提升管改造。将原有六台原料油喷嘴改为四台UOP的Optimix喷嘴、原有油浆喷嘴也改为两台UOP的Optimix喷嘴、提升管下部预提升段改造。.催化剂输送管道改造。将原有待生U型管改为待生斜管和待生提升管并新增膨胀节、更换待生滑阀；现有再生滑阀更新。.增压机更新以满足新增待生提升管用风。.与上述内容相配套的工艺流程、管道、仪表、机械、结构、电气等方面的修改。2、2000年改造情况：.更换再生器。再生器型式为前置烧焦罐。再生器内原有的八组旋分器利旧。.辅助燃烧室由立式更新为卧式。.外取热器由上流式改为密相下流式。外取热器本体和取热管束利旧，进出口管更新改造。原有Φ500滑阀利旧，并装设在外取热器出口斜管上。.由于再生器更新而引起的催化剂输送管道改造。再生和待生单动滑阀已于1998年更新，本次改造将继续使用。.新增烧焦罐外循环管和滑阀。.与上述内容配套的工艺流程、管道、仪表、机械、结构、电气等方面的修改。.更新两台增压机。3、2002年改造情况：.MGD工艺改造。提升管下部新增两组汽油喷嘴、上部新增两组轻质原料喷嘴。.新建富气压缩机（2MCL526-10）一台。.三级旋分器整体更换，内部分离单管改为78根。.烟机FSC改造.再生器一、二级旋分本体更换，料腿利旧。.油浆过滤器系统配套。第二节工艺原理一、催化裂化的主要化学反应催化裂化原料中主要的烃类有烷烃、环烷烃及带取代基的芳烃。带取代基的芳烃包括烷基芳烃及有环烷取代基的芳烃。在重油中尚有带取代基或环烷缩合的多环芳烃。在二次加工的原料中还有烯烃，除此之外还有杂原子化合物。在催化裂化条件下，烃类可以发生催化反应和非催化反应，非催化反应与催化反应相比是较少的。1、催化反应.裂化反应.异构化反应.烷基转移.氢转移反应.歧化反应.环化.缩合.叠合2、非催化反应非催化反应是在催化剂不存在时，在反应条件下可测得的反应。催化裂化的反应特点是平行顺序反应。它分为一次反应和二次反应两部分。裂化反应是一次反应，在一次反应结束后进一步进行的反应称为二次反应，主要包括氢转移、缩合和异构化反应。二、催化裂化的反应机理正碳离子学说被公认为解释催化裂化反应机理比较好的一种学说。所谓正碳离子，是指缺少一对价电子的碳所形成的烃离子，如：HR:C:H+正碳离子的基本来源是由一个烯烃分子获得一个质子H+而生成。质子来源于催化剂的表面，催化剂的表面都具有酸性，所以能提供质子。由于较大的正碳离子都不稳定，所以不同结构的烃类分子就能够在催化裂化条件下进行裂化反应生成小分子产物。第三节工艺流程说明一、反应再生系统由罐区来的冷蜡油与常减压车间来的热蜡油及罐区来的焦化蜡油经静态混合器混合后，进入原料缓冲罐（容2006），混合原料从容-6底部由泵2001抽出与一中、轻柴、二中、油浆换热后与来自泵2008的回炼油、来自常减压车间的常压渣油混合，再经过滤器过滤，分四路经原料油雾化喷嘴进入提升管反应器（塔2001/1）。回炼油浆则自距原料油喷嘴上方1米出的两个油浆喷嘴进入提升管反应器（在MGD工艺中，焦化蜡油自罐区来后进入轻质原料缓冲罐（容-2006/2），由泵-6抽出后与一组循环油浆换热后进入提升管反应器的轻质原料喷嘴；回炼油、常压渣油及回炼油浆都与减压蜡油混合后进入四组原料油雾化喷嘴，两组油浆喷嘴停用）。反应油气与待生催化剂在提升管出口处进入VDS系统，在此约90%的催化剂得到分离，自VDS沉降斗进入待生催化剂汽提段；其余催化剂及反应油气经VDS升气管进入三组单级旋风分离器，油气经旋风分离器升气管进入内集气室，然后通过反应油气管线进入主分馏塔。单级旋风分离器回收的催化剂细粉自料腿经重锤式翼阀进入沉降器底部，在此经由待生催化剂汽提段顶部挡板侧壁的槽口、VDS沉降斗侧壁的槽口及环型通道进入汽提段。待生催化剂在自上而下流经特殊设计的七层挡板的同时，与来自待生催化剂汽提段底部两层分布环引入的汽提蒸汽逆流接触，最终大部分汽提蒸汽（约90%）沿沉降斗自下而上进入VDS系统，少量汽提蒸汽进入沉降器，再由三个平衡管进入VDS升气管。汽提后的催化剂沿待生斜管下流，在斜管底部与由主风机组来的主风混合后，经水平混合段、待生提升管和待生催化剂分配器进入带二密相床的前置烧焦罐再生器（塔2002）中，在700℃左右的再生温度下进行完全再生，并通过外循环管将二密相的高温催化剂循环到烧焦罐下部与待生催化剂和主风混合，以提高烧焦罐下部温度。再生后含碳量小于0.1%的再生催化剂通过再生立管及再生单动滑阀，进入提升管反应器底部，以蒸汽和干气作为预提升介质，完成催化剂加速、分散过程，然后与雾化后的原料接触。再生过程中产生的高温烟气，经再生器内两级旋风分离器分离催化剂后，离开再生器经三级旋风分离器进入能量回收系统，最终经余热锅炉从烟囱排至大气。烧焦过程中产生的过剩热量由下流式外取热器取走。再生密相床内的高温催化剂，由外取热入口管从再生器引出，自流进入外取热器。在外取热器内，流化风将催化剂流化后与外取热管束内的除氧水进行热交换。冷却后的催化剂经外取热出口管提升风输送返回再生器。再生器烧焦用的主风由主风机组提供，经气固两相分配器进入再生器。二、分馏系统从反应器顶部来的反应油气经大油气管线进入主分馏塔下部，然后向上经过人字挡板与来自挡板上的循环油浆逆流接触，循环油浆把反应油气中携带的催化剂粉尘洗涤下来，并使油气脱过热到350℃左右后向上通过塔盘分馏。塔底油浆用油浆泵抽出后，分为三路：第一路先经油浆与原料油换热；再经油浆蒸汽发生器换热产生中压饱和蒸汽后返回分馏塔作为回流；第二路作为回炼油浆进入提升管反应器；第三路可经油浆过滤器后送至常减压车间作为减压塔进料或直接甩至油品罐区。回炼油自第2层塔盘抽出，自流到回炼油罐（容2007），经泵2008抽出，分两路：一部分作为内回流直接返分馏塔第二层塔盘；另一部分与原料混合后进入提升管反应器。二中循环油经泵2007从分馏塔第4层塔盘抽出，送到吸收稳定系统给稳定塔（塔2007）重沸器（换2009）作热源，然后经换2004后返回第七层塔盘。一中循环油经泵2004从分馏塔第17层塔盘抽出，送到吸收稳定系统给解析塔（塔2005/2）重沸器作热源，然后经换2001和冷2006后经三通阀调节油温后返回分馏塔第20层塔盘。轻柴油馏分自分馏塔第20层抽出，自流进入柴油汽提塔，与塔底通入的汽提蒸汽逆流接触，以汽提柴油中的轻馏分。汽提后的轻柴油经泵2005抽出，经换2002、冷2004、冷2007换热冷却后大部分作为产品出装置，小部分进到封油罐（容2011）作冲洗油、泵用封油、再生器燃烧油及辅助燃烧室的燃料（开工用）；还有一部分轻柴油送去再吸收塔作再吸收剂。当一中回流量不足时，轻柴油还可以补充一中回流。分馏塔顶循环回流用泵2003从分馏塔第28层塔盘抽出，经换2012、换2005及空冷器冷2003和水冷器冷2017冷却后，返回分馏塔塔顶第32层塔盘。从分馏塔顶出来的油气经空冷器（冷2001）冷凝冷却后，再经水冷却器（冷2002）进入油气水分离器（容2008），分离出的富气进气体压缩机，粗汽油经泵2002打到吸收塔（塔2005/1）上部作吸收剂（也可以部分作为终止剂回提升管反应器上部或在MGD工艺中作为提升管下部的汽油喷嘴进料进行选择性裂化），分离出的污水作为洗涤水。三、吸收稳定系统容2008分离出的富气，经富气压缩机压缩后，再经冷2010及冷2011冷却后送到容2015，容2015顶的压缩富气进吸收塔（塔2005/1）下部。容2015底的凝缩油用泵2011抽出分两股：一股经换2011换热后送往解析塔（塔2005/2）中部，另一股不经换热直接打入解析塔顶部，解析塔的底部设有重沸器换2008供热解析，脱出C2后的脱乙烷汽油用泵2016抽出经与稳定汽油换热后作为稳定塔进料送到稳定塔中部，解析塔顶的气体分别返回至冷2010前后，容2008的粗汽油用泵2002抽出送到塔2005/1顶部（另有部分稳定汽油作为补充吸收剂打到吸收塔顶部）作为吸收剂，将富气中的C3、C4组分吸收出来。吸收塔设有两个中段回流取热，吸收塔底液相返回冷2010后，顶部的贫气去再吸收塔（塔2006）下部，与再吸收塔内的贫吸收油（轻柴油）逆流接触，贫吸收油吸收了贫气中的C3、C4及轻汽油组分后，富吸收油被送到主分馏塔（塔2003）的第23层，被吸收了轻汽油组分的贫气从塔2006顶流出送至瓦斯管网。稳定塔（塔2007）底部设有重沸器（换2009）加热。塔顶出来的液态烃组分经冷2014、冷2015冷凝冷却后进容2016，进行分离，容2016顶部气态烃进干气管网。底部脱水后的液态烃用泵2017抽出一部分给塔2007做顶回流，一部分送到碱洗后出装置（或直接送气分装置），塔2007底的稳定汽油，经换2007，换2011，冷2016换热冷却后一小部分用泵2012打到塔2005/1，做补充吸收剂外，大部分靠自压出装置到精制碱洗。第四节物料平衡一、装置设计（2002年）物料平衡序号物料名称产率wt%产量104t/aKg/h(一）原料1混合原料油100130162500减压蜡油6280.6100750焦化蜡油202632500减压渣油1823.429250合计100130162500（二）产品1H2S0.110.143178.752干气1.692.1972746.253液化气11.4314.85918573.754汽油47.3861.59476992.55轻柴油28.9437.62247027.56油浆4.045.2526565.07焦炭6.418.33310416.25合计100130162500二、MGD工艺装置物料平衡序号物料名称产率wt%产量104t/aKg/h(一）原料1重质油喷嘴蜡油注入量79.699500轻质油喷嘴蜡油注入量30.438000合计110137500（二）产品1干气3.13.414262.52液化气17.919.6924612.53汽油35.939.4949362.54轻柴油35.939.4949362.55油浆0.50.55687.56焦炭6.26.8285257损失0.50.55687.5合计100110137500工艺操作指标及产成品控制指标、化验分析频次样品名称分析项目控制指标分析频次备注催化剂平衡剂重金属含量ppm铁实测１次／月镍实测１次／月铜实测１次／月钒实测１次／月锑实测１次／月堆积比重g/ml实测１次／月孔体积ml/g实测１次／月骨架密度实测１次／月筛分%实测１次／月灼烧减量%实测１次／月再生催化剂定炭％(m/m）实测１次／班微反活性实测２次／周待生催化剂定炭％(m/m）实测１次／班新鲜催化剂堆积比重g/ml实测１次／批孔体积ml/g实测１次／批骨架密度实测１次／批筛分%实测１次／批灼烧减量%实测１次／批催化原料油密度kg/M3实测１次／罐馏程℃实测１次／罐水分%≯０.１１次／罐残炭%≯０.３１次／罐焦化蜡油≯２.５总氮ppm实测１次／周焦化蜡油分析混合蜡油残炭%≯０.８１次／２天重金属含量ppm铁实测１次／月镍实测１次／月铜实测１次／月钒实测１次／月稳定汽油馏程℃工艺卡片2次/班蒸汽压kpa≯712次/班9月16日-3月15日≯852次/班3月16日-9月15日密度kg/M3实测１次／周辛烷值实测１次／周催化柴油闪点℃≮56１次／周密度kg/M3实测１次／周馏程℃实测１次／天凝固点℃工艺卡片１次／天催化干气、贫气富气、气态烃、液态烃组成%（v/v）实测１次／周周三硫化氢mg/M3实测１次／周周三液态烃C5以及C5以上%实测2次/班C2以下%实测2次/班工艺卡片：控制项目单位方案一监督部门产品汽油馏程终馏点℃190±6技术开发处汽油蒸汽压（夏）kPa≯71技术开发处汽油蒸汽压（冬）kPa≯85技术开发处0#柴油凝固点℃－2±4技术开发处－10#柴油凝固点℃－12±4技术开发处柴油闪点℃≮55技术开发处液态烃C5含量%(v/v)≯3技术开发处液态烃C1＋C2含量%(v/v)≯0.05技术开发处主要操作条件提升管出口温度℃480～535技术开发处再生器烧焦罐密度kg/m3实测车间再生器烧焦罐温度℃675～725技术开发处再生器温度℃≯725车间反-再系统压力MPa0.12～0.185技术开发处两器压差kPa－30～30车间烟气氧含量%(v/v)≮0.5车间汽包液位%30～70车间容－7液位%20～70车间容－8液位%30～60车间原料预热温度℃≮220车间沉降器料位%30-70车间再生器料位%15-68车间总进料量t/h≮100车间再生滑阀压降kPa≮12车间待生滑阀压降kPa≮15车间工艺卡片（续）：主要操作条件再生器外循环管滑阀压降kPa≮15车间主风量Nm3/h≮60000车间外取热器流化风量Nm3/h≮500车间分馏塔顶温度℃97～130车间分馏塔人字挡板上温度℃≯400车间分馏塔底液相温度℃≯365车间分馏塔底液面%30～60车间吸收塔顶温度℃30～60车间解析塔底温度℃120～150车间再吸收塔压力MPa0.95～1.2车间稳定塔顶压力MPa≮0.7车间三旋入口温度℃≯675车间容－8温度℃≯45车间油浆固体含量g/l≯15技术开发处汽油冷后温度℃≯40车间柴油冷后温度℃≯60车间液态烃冷后温度℃≯40车间油浆出装置温度℃≯90车间外部环境循环水压力MPa≮0.4生产调度处净化风压力MPa≮0.5生产调度处中压蒸汽压力MPa3.5±0.2生产调度处混合原料残碳%(w/w)≯0.8生产调度处原料水分%(w/w)≯0.1生产调度处第六节装置能耗序号项目单位耗量单位能耗Kg标油/t单位能耗MJ/t备注单位数量1新鲜水t/t0.00017643.1752E-050.001329392循环水t/t24.4283332.44283333102.2765463除盐水t/t0.21055930.012658430.52998314除氧水t/t0.00550371.9371453381.10440055电Kwh/t17.24234655707696燃料气Nm3/t00071.0MPa蒸汽t/t-0.341818-25.978179-1087.654483.5MPa蒸汽t/t0.217691119.1568174802.0576319热进料0.49348642.46102.9952810预热软水-0.601813-4.51-188.8246811焦炭t/t0.054683854.6838482289.5033512合计55.37785882404.38959第七节催化剂及化学助剂序号名称型号或规格年用量t备注1催化剂超稳分子筛7002CO助燃剂Pt0.05%93阻垢剂154Na3PO495%15金属钝化剂第二章操作法第一节反应岗位操作法一、反应岗位的任务：1．根据原料和催化剂性质及生产方案，选择合适的操作条件，以达到适宜的反应深度，提高主要产品的收率，降低催化剂消耗和装置能耗。2．掌握和处理好各参数之间的变化和相互影响，特别是压力、热量和物料的平衡。3．精心操作，确保装置安全运行。1、前置烧焦罐再生工艺的特点与常规单段逆流湍流床再生工艺相比，前置烧焦罐式再生工艺有如下特点：.烧焦罐内的操作线速高。.烧焦强度大。.烧焦速率高。.催化剂再生效果好。.再生系统催化剂总藏量降低。.操作弹性大。2、VDS反应器的特点提升管出口与VDS反应器采用直联形式，反应油气在沉降器内的停留时间明显缩短；油气与催化剂分离的效果好；二次反应减少；反应器内结焦少。3、二再流化风量设计值F158A：1314Nm3/hF158B:319Nm3/hF158C：956Nm3/h4、汽提段各蒸汽用量设计值FIC-119Kg/h453FIC-120Kg/h992FIC-121Kg/h992FIC-122Kg/h496FIC-123Kg/h9005、Optimix喷嘴的特点.三级雾化。喷嘴内设有内套管，原料油先进入内套管并经喷出形成锥形油雾，此为一级雾化；蒸汽从内管和喷嘴的环隙进入，与锥形油雾剪切混合，此为二级雾化；之后，蒸汽与油滴经喷嘴喷头上开的若干小孔喷出完成三级雾化。.扁平喷出流型，分布均匀。.雾化粒径小，粒径分布范围小。.雾化蒸汽量少，占进料量的1.5-2%。.喷嘴压降小。二、正常操作1．提升管出口温度(TCW)的影响因素和调节方法A．影响因素(1)催化剂循环量变化，循环量增加TCW上升，反之TCW(2)原料预热温度变化，预热温度高TCW也高，反之TCW低。(3)总进料量变化，总进料量增加TCW下降，反之TCW上升。(4)原料性质变化，原料变重TCW升高，反之TCW下降。(5)再生温度变化，再生温度上升，TCW上升，反之TCW下降。(6)汽提蒸汽量变化，反应汽提蒸汽量一般为催化剂循环量2．05％左右，汽提量减少，催化剂带入再生器的可汽提碳增加，再器热量增大，使反应温度上升。(7)原料带水的影响：原料油带水，提升管出口温度下降。(8)两器差压变化。(9)松动风压力变化，或带油带水。B．调节方法(1)调节主风进再生器量和再生单动滑阀开度，来调节催化剂循环量。(2)控制合适的预热温度。(3)根据生产计划，控制一定的进料量和回炼化。(4)根据不同的原料油性质，采取不同的反应条件。(5)根据反应温度，适当补入催化剂。(6)原料油调罐前，注意含水量是否符合要求，若含水量过大，则联系调度解决。(7)及时调节两器差压，使其控制在正常范围内。(8)风罐定时脱油、脱水。2．沉降器压力的影响因素及调节方法A．影响因素(1)总进料量变化：总进料量增加，沉降器压力上升。(2)原料油的性质变化，原料变轻，沉降器压力上升，原料变重，则压力下降。(3)提升管出口温度变化，温度上升，沉降器压力上升。(4)催化剂活性的变化，活性增加，反应压力升高。(5)反应汽提蒸汽量变化，增加汽提蒸汽量，沉降器压力上升。(6)原料带水：原料带水，沉降器压力明显上升。(7)分馏塔底液面变化：分馏塔底液面变化，影响分馏塔中部，顶部负荷变化，而使沉降器压力随着变化，分馏塔液面提高，造成液封，沉降器压力上升。(8)分馏塔顶回流或冷回流变化。(9)气压机及飞动量变化，反飞动流量增加，沉降器压力上升，反之则下降。气压机转速变化，入口压力变化，入口放火炬开度变化等。(10)冷-1电动阀开度变化：一般情况下，电动阀开大，沉降器压力下降。(11)蒸汽压力低，气压机转速变化，蒸汽压力低，气压机转速提不起来入口压力上升，沉降器压力上升。(12)容8液面超高，沉降器压力上升。(13)冷-1、冷-2温度变化，冷后温度高，沉降器压力上升。(14)分馏塔操作波动或塔盘，塔顶空冷有堵塞现象。(15)反应降温汽油的使用，使反应压力上升。(16)两器流化影响。B．调节方法：(1)正常时，冷-1电动阀全开，用气压机入口压力调节器调节气压机转速来控制沉降器压力。(2)视反应压力的情况调节，反飞动流量，流量增大压力上升。(3)控制适宜的提升管出口温度。(4)当蒸汽压力低或因气压机故障使气压机转速提不上去或气压机超负荷而导致沉降器压力上升，则可启用Dg250Dg600气压机入口放火炬，并及时调节蒸汽压力和反应深度。(5)富气量过小而导致反应压力过低，则应提高反应深度，实在不行，则关小冷-2，冷却水，停冷-1风机并加大反飞动量。(6)联系分馏操作，使塔的负荷均匀，各段温度控制平稳。(7)因分馏操作不正常，沉降器压力超高而吸入压力又越低时，除联系分馏岗位调整操作外，应适当降低反应温度或减少富气量，以降低沉降器压力。(8)调节冷-1入口电动阀开度，控制冷-2出口温度在一定范围，均可控制沉降器压力。(9)必要时改变进料量来改变反应压力。3．再生温度的影响因素及调节方法A．影响因素：(1)催化剂循环量影响，循环量增加，再生温度下降。(2)反应温度变化，反应温度增加，再生温度上升。(3)反应汽提蒸汽量的变化，汽提蒸汽量下降，再生温度上升。(4)进料性质，进料性质变重，再生温度上升。(5)反应进料量，进料量增加，再生温度上升。(6)使用燃烧油，再生温度上升。(7)主风进再生器量，一般情况下，主风进再生器量增加，再生温度上升。(8)两器流化情况变化。(9)使用一氧化碳助燃剂，再生温度上升。(10)原料预热温度的变化，预热温度上升(循环量不变)再生密相温度上升。B．调节方法(1)调节循环量。(2)调节反应温度，使生焦量合理。(3)定时定量加入一氧化碳助燃剂。(4)调节主风进再生器量，在保证烟气氧含量在控制范围以内的前提下，使主风进再生器量稍大些。(5)提高渣油回炼量，常渣油量均可提高再生温度。(6)在再生温度过低的情况下可喷适量燃烧油。(7)严格防止再生器超温，再生器床层温度超过时，应采取减少生焦量的措施，甚至降处理量。(8)适当降低汽提蒸汽量，以提高再生温度。4．再生压力的控制方法在正常生产情况下（烟气能量回收四机组运行），再生压力是由双动滑阀和烟机入口蝶阀共同控制，烟机入口蝶阀全开，尽可能多的使烟气进入烟机做功，双动滑阀单器控制再生压力。在三机组运行时，再生压力只由双动滑阀单器控制。A．影响因素主风量的变化。烟机入口蝶阀和双动滑阀开度的变化。烧焦罐喷燃烧油。待生剂带油。郁热锅炉对流段、蒸发段、省煤器炉管积灰严重，烟气压降增大。烟道喷汽、喷水。B．调节方法根据烟气氧含量调节主风量。余热锅炉炉管定期吹灰。控制好再生温度。尽量不喷汽、喷水。5．再生催化剂含碳的影响因素及调节方法A．影响因素(1)再生器温度变化，温度上升再生剂含碳量下降。(2)再生器藏量变化，藏量上升再生剂含碳量下降。(3)待生催化剂含碳量变化，待生剂含碳量下降，再生剂含量也下降。(4)催化剂循环量变化。(5)烧焦罐线速，线速快再生剂含碳量下降。(6)再生压力变化，压力上升烟气中氧分压上升，再生剂含碳量下降。(7)原料性质和处理量变化，原料变重和加工量增大，生焦量大再生剂含碳量上升。(8)汽提效率变化，汽提效率好，再生剂含碳下降。(9)烟气氧含量变化，氧含量高，再生剂含碳量下降。B．调节方法(1)控制合适的再生压力，亦可提高再生温度，烧焦效果好，再生剂含碳量亦低。(2)适当增加主风量，加速烧焦过程的进行，再生剂含碳量下降。6．烟气氧含量影响因素和调节方法为了防止二次燃烧及碳堆积的发生，烟气氧含量应严加控制在要求范围之内，主要掌握好生焦和烧焦，供氧和耗氧的平衡。A．影响因素(1)反应温度上升，氧含量下降。(2)再生压力上升，氧含量下降。(3)进料量增加，氧含量下降。(4)原料变重，氧含量下降。(5)主风量降低氧含量下降。(6)循环量增加，氧含量下降。(7)反应藏量增加，氧含量下降。(8)使用燃烧油，氧含量下降。(9)增加催化剂活性，如加快小型加料速度，氧含量下降。(10)渣油回炼量增加，氧含量下降。(11)常渣油掺入量增加氧含量下降。B．调节方法(1)调节主风量，使氧含量控制在一定的范围之内。(2)调节cat循环量，改变反应深度，可达到控制氧含量的目的。(3)改变反应温度，温度升高，氧含量下降。(4)改变进料量，调节回炼比，调节渣油回炼量，均能改变氧含量。(5)控制小型加料速度，以调节氧含量。(6)当氧含量较低，主风无潜力而又无其它手段，可由催化剂大型加料线通入一定量的非净化风。(7)若氧含量短时间内回零，提高汽提蒸汽量，可起到氧含量回升的效果，但汽提蒸汽不应作为调节氧含量的手段。(8)如氧含量回零，在掺炼重油时可将重油量降低，甚至切断。7.催化剂循环量的影响因素和调节方法A．影响因素再生、待生滑阀开度的变化。两器差压的变化。总进料量和原料性质的变化。再生器温度的变化。反应温度、原料预热温度的变化。松动风（蒸汽）压力变化，松动点是否堵塞。B．调节方法正常生产时，根据提升管出口温度调节再生滑阀开度。保持两器压力的稳定，并根据实际情况调整差压。保持总进料量的相对稳定。原料预热温度、反应温度的调节幅度要小。各松动点的介质要保持畅通，并安装限流孔板。三、失常状态的处理1．提升管出口温度大幅度波动的原因及处理方法A．原因(1)原料油，回炼油流量控制仪表失灵，或原料油泵，回炼油泵发生故障，使反应器总进料量发生变化，造成反应温度大幅度波动。(2)催化剂循环量大幅度变化。(3)原料油带水，造成反应温度急剧下降。(4)原料预热温度波动，原料性质波动。(5)反应压力大幅度波动，也会影响反应温度变化。(6)再生单动滑阀失灵。B．处理方法(1)原料油，回炼油流量控制失灵时，应立即由“自动”改为“手动”(即“遥控”)或走副线控制，保持进料稳定。(2)泵故障时，立即切换备用泵。(3)如因增压风量，主风量，主风进再生器量，或由两器差压波动引起，则应迅速调整，消除波动原因，保持两器藏量稳定，催化剂循环量大幅度变化时，可减少循环量，同时注意反应压力变化情况。(4)严格控制原料预热温度，若因燃料气压力波动或仪表失灵应立即改副线控制，保持预热温度，若因进料量大幅度波动引起炉出口温度波动时，则应根据总的变化趋势及时进行调节。(5)当反应温度下降时，除相应地提高催化剂循环量，提高原料预热温度外，根据情况可向再生器喷燃烧油，必要时可大幅度降低反应进料量进行调节，总之，反应温度不得低于450℃，否则催化剂表面带油过多，会增加再生器负荷甚至再生器烟气冒黄烟，影响烟气轮机运行。采取上述方法，清除波动后，应逐渐恢复正常操作。(6)若是单动滑阀失灵要及时解决。2.沉降器压力大幅度波动的原因及处理方法A．原因(1)原料油带水引起反应压力大幅度波动。(2)分馏塔底液面过高引起反应压力上升。(3)容8液面过高，引起反应压力上升。(4)气压机转速变化过大，引起反应压力波动。(5)反应温度或三路藏量大幅度波动引起反应压力大幅度波动。(6)分馏塔顶温度过高(如因分馏某循环回流中断等引起)。(7)反应进料量大幅度波动，引起反应压力波动。(8)气压机进、出口放火炬风动闸阀或反飞动自控失灵。(9)再吸收塔压力波动。(10)汽提蒸汽带水或蒸汽压力，流量大幅度波动。(11)反应降温汽油及分馏塔冷回流的使用。B．处理方法(1)在处理过程中，要密切注意两器差压和主风机出口压力变化情况，并保持反应压力>再生压力。(2)当因反应温度影响时，参照“反应温度大幅度波动”处理，消除原因恢复平稳操作。(3)当因反应进料量大幅度波动而影响时，参照“反应进料大幅度变化”处理，消除原因，调整恢复操作。(4)当反飞动的自控失灵引起反应压力波动时，则将反飞动控制阀改手动，或改走副线，若因气压机方面的原因引起反应压力波动时，则应根据反应压力变化情况调节反飞动量。(5)若因分馏塔底液面过高，或容-8液面过高或分馏塔底循环回流中断，或冷回流过大，冷回流带水，或再吸收塔压力波动及分馏，吸收稳定的其它因素影响时，应与有关岗位及时联系相互配合，共同迅速处理。(6)当因蒸汽压力低或汽轮机故障等原因引起气压机转速下降时，应立即降低或停反飞动量，由气压机入口放火炬阀控制反应压力。(7)当气压机进出口阀自控失灵时，应立即改为“手动”控制，并联系仪表进行处理。(8)当因气压机转速的变化而影响时，应检查原因，进行处理必要时可停用气压机，由气压机入口放火炬阀控制反应压力。(9)原料带水，参照“原料带水”处理方法。(10)找出汽提蒸汽带水及压力，流量波动之原因，并及时加以解决。(11)反应温度超高，应迅速降低反应温度，如打降温汽油，由放火炬控制反应压力。3.再生压力波动的原因及处理方法原因：(1)反应压力变化过大。(2)双动滑阀失灵。(3)一氧化碳锅炉故障。(4)稀相喷水的使用。(5)烟机突然故障。处理方法：(1)双动滑阀失灵，改手动，维持再生压力不变。(2)若由反应压力所引起，应维持反应压力平稳。(3)CO锅炉故障，让烟气由烟道旁路直接从烟囱放空。(4)迅速调整双动滑阀的开度比例，使双动滑阀处于受控状态。4．反应进料大幅度波动的原因及处理方法A．原因：(1)原料油，回炼油自控系统失灵。(2)原料泵，回炼油泵抽空。B．处理方法：(1)发现反应进料波动，应及时检查原料油，回炼油自控系统如自控失灵则改“手动”或改走副线，恢复进料量平稳。(2)检查原料油温度，如因原料温度高引起原料油流量波动，应及时与油品联系进行处理。(3)原料油泵，回炼油泵抽空，应找出抽空原因，恢复上量，泵发生故障时，立即启动备用泵。(4)原料油中断后，在炉-2运行时，一则降炉-2炉管特别是两路分支的流量和温差，再则适当提高回炼油量，增大回炼油量维持操作，如果原料油一时无法恢复，则需启用原料低流量自保，切断进料，反应器通事故蒸汽，维持两器流化和催化剂循环。5．原料油带水的现象及处理方法A．现象：(1)炉2分支流量大幅度波动。(2)炉2出口温度下降。(3)提升管出口温度下降反应压力上升。(4)总进料量指示大幅度波动。(5)带水严重时还会造成原料油流量、回炼油流量、油浆回炼流量下降。(6)长时间带水，造成原料泵抽空。B．处理方法，(1)联系油罐区脱水调罐。(2)用提高催化剂循环量提高原料预热温度及降低原料油的方法使反应温度不致降得太以防再生器烟囱冒黄烟降低原料油量不仅可以恢复反应温度，而且还可以降低反应器压(3)适当提高主风流量降燃烧油量不使烟气含氧量回零防止碳堆积。(4)当原料带水消除后，逐渐恢复操作，首先调节预热温度和增压风流量，使反应温度不要上升太高，在条件适宜的情况下，再恢复总进料。(5)处理过程中要注意烟气含氧量和反应压力变化情况。(6)当反应压力超高时，可用气压机入口放火炬来控制反应压力。6．二次燃烧发生的影响因素现象及处理方法A．影响因素：(1)CO助燃剂加入量。(2)进再生器主风量。(3)烧焦罐温度过低。(4)旋风器一级入口催化剂密度大。B．现象：稀相或再生器一二级旋分、三旋出口、烟机进口温度明显上升O2含量下跌。C.处理：(1)加CO助燃剂。(2)控制集气室氧含量不小于3％(V)并适当提高主风进再生器量。(3)启用喷汽喷水控制温度。(4)控制再生器温度。7．碳堆积发生的原因，现象及处理方法-A．原因：引起碳堆积的根本原因是生焦量大于烧焦量反应生成焦碳未能在再生器中烧掉在主风满负荷时任何增加生焦量的因素都会引起碳堆积。(1)反应温度高，剂油比大反应深度大。(2)反应进料量大，主风流量下降未及时发现。(3)原料性质变重，油浆回炼量过大或燃烧油喷入量过大。(4)反应温度过低，待生催化剂带油。(5)氧含量表温差表失灵未及时发现。(6)两器藏量过高，催化剂烧焦情况不良。(7)再生温度过低造成烧焦不良。B．现象：(1)烟气氧含量下降至0.2％以下甚至回零。(2)再生催化剂含碳量增加颜色变深，严重碳堆积时，催化剂发亮颗粒粗。(3)富气量液态烃量汽油量减少，回炼油罐液面上升，反应压力明显下降。(4)再生器旋风分离器压差明显增大。(5)再生器稀密相温差到零。(6)烟气分中CO成分增加。(7)增加主风量时，再生温度显著上升。C．处理：(1)轻微碳堆积时，可以停小型加料停油浆回炼，停止喷燃烧油，大幅度降反应进料量，降增压风量提主风量提高烧焦效果，此时要注意反应温度如温度超高应喷入汽油以控制反应温度或改变进料性质。(2)采取上述措施后如再生催化剂含碳量无下降趋势则应切断进料，进行两器流化烧焦，严重碳堆积时启用自保切断进料。(3)注意：烧焦后氧含量会突然上升，应防止二次燃烧发生。8．待生催化剂带油的原因现象及处理方法A．原因(1)反应温度过低。(2)汽提蒸汽量太小。(3)过热蒸汽压力变化影响催化剂汽提效果。B．现象(1)再生温度上升。(2)烟囱冒黄烟。C.处理(1)提高汽提蒸汽量。(2)适当减少总进料量，提高反应温度。(3)过热蒸汽压控改副线控制平稳。9．增压风中断的现象及处理方法增压风中断应紧急处理防止催化剂倒入增压机和影响催化剂循环。A．现象(1)增压机低流量报警，增压风流量回零。(2)增压风压力下降。(3)再生温度上升。B．处理(1)立即启用增压风低流量自保通入非净化风并去现场检查自保动作情况如自保未动作，应立即打开自保阀副线。(2)检查增压风单向阻尼阀动作情况。(3)调节非净化风维持正常操作。10．回炼油泵抽空现象及处理。A．现象(1)回炼油量大幅度下降甚至回零。(2)反应总进料量下降。(3)反应温度上升。(4)再生集气室O2含量上升。(5)容7液面猛涨。B．处理方法：(1)根据情况提高原料油量和油浆回炼量。(2)降原料预热温度降催化剂循环量维持反应温度如超高可适量喷降温汽油。(3)由于总进料量低氧含量上升，根据情况适当降主风量和调节燃烧油量。(4)与此同时，联系分馏岗位如泵故障则启动用回炼油备泵提量逐步恢复正常11．催化剂循环中断的原因现象处理A．原因；(1)再生、待生单动滑线失灵，自行关闭。(2)松动风压控失灵造成松动风压力突降或松动点堵塞，影响两器流化。(3)主风增压风中断。(4)汽提蒸汽控制阀失灵。B．现象(1)反应温度下降，再生温度上升，两器温差大。(2)反应压力下降，烟气氧含量上升。(3)再生器沉降器藏量大幅度变化。C．处理：(1)如单动滑阀失灵，应改手动逐步摇开。(2)如因松动风压力低引起则应没法将风压恢复正常必要时可启用疏通蒸汽。(3)若主风中断，应启用主风事故蒸汽，并立即找出原因，及时处理。(4)汽提蒸汽阀失灵则改副线。12．两器差压波动的原因及处理方法A．原因：(1)反应压力大幅度波动。(2)双动滑阀失灵。(3)再生压力波动。(4)高压方案时烟机进口蝶阀控制突然失灵。(5)两器流化状况不佳。B．处理方法：(1)如因反应压力大幅度波动引起，应先根据造成波动的原因进行处理，此时如两器差压表自动调节不及时，再生压力跟不上反应压力变化则应改遥控调节阀开度以维持两器压差在—定的范围内。(2)如双动滑阀失灵应尽量迅速将双动滑阀改手动来人工调节。(3)在波动情况下要尽量保证正差压(反应器压力>再生器压力)操作，两器差压正负不超过0.02Mpa，与此同时要密切注意反应器藏量，汽提段压降，两器不得互相压空，如无法维持时，应启用差压自保切断两器。(4)改善流化状况。B．主风中断现象：(1)主风量回零(2)氧含量回零(3)再生温度下降。(4)双动滑阀全关正差压超负荷两器藏量大幅度变化。处理：(1)启用主风自保，立即关闭主风增压风单向阻尼阀，严防催化剂倒入体内。(2)若主风暂不能恢复，应切断两器关闭入再生器所有蒸汽器壁阀维持再生器温度，气机紧急停车用入口放火炬或冷-l入口电动阀控反应压力。(3)如再生温度降至370℃以下，主风仍不能恢复可卸出催化剂。(4)如主风能恢复，在床温不低于370℃可启用燃烧油升温。14．进料中断(1)如热料中断，应改炼冷料，适当增加回炼比维持生产但要适当降量，以减少加热炉负并维持原料油罐液面，同时尽快查明原因恢复进料。(2)总进料中断可启用进料自保，立即检查事故蒸汽通入情况如事故蒸汽没自动投入则人工打开事故蒸汽副线阀。(3)再生温度下降，可启用燃烧油提高温度。四、外取热系统操作法1、取热系统流程及原理除氧水自动力车间加热后进入容-13汽包，由汽包下降管进入外取热器与700℃左右的催化剂进行换热，发生饱和蒸汽经上升管回到汽包，热源为高温催化剂。根据生产情况可发生1.0MPA和3.5MPA两种饱和蒸汽，饱和蒸汽去余锅或直接进入蒸汽管网。700℃左右的催化剂从再生器二密相流入外取热器，外取热器底部的流化风保证其内部热量均匀和取热效果。经取热后降温催化剂靠提升风返回烧焦罐内，流动循环依靠增压风来完成，催化剂的余热取出量由外取热滑阀和提升风来调节。2、主要设备序号设备编号设备名称型号数量备注1R-2002外取热器Φ1600*10*1378112R-2013外取热汽包Φ1500*50*642213加药罐14B-2018/1,2加药泵计量泵J2-63/12.525采样冷却器两联13、操作：具体的操作主要有排污、加药、液面计的冲洗。为了维持汽包水质要求和发生蒸汽的品质要求，必须要进行排污和加药。排污的目的：1、降低炉水中的含盐量、避免发生汽水共沸2、排除炉水中的泥渣、污物3、紧急放水，降低水位排污分为三种：连续排污、定期排污、紧急排污连续排污：根据汽包水质分析结果,尽量减少连续排污的水量定期排污：每天白班排污一次，每次时间不超过30秒紧急排污：在汽包液位急剧上升，无法控制时打开DG80的快开阀进行紧急放水，以保证液位在正常范围内。但是此排污是为了处理满水事故而设置的，不得用此阀来调节液位。加药，现在为计量泵的连续加入。主要根据化验的分析，来确定药剂（磷酸三钠）的加入量。4、投用准备工作：4.1、投用前的检查：4.1.1、对流程进行全面彻底地检查，上水线、排污线、产汽线、加药线、采样线分配到人，专人专线、逐一确认，确保达到投用的条件。4.1.2、外取热系统的附属设备包括仪表设备，确保达到投用的条件。4.1.3、检查、校验各阀门，保证开关灵活好用。4.1.4、按规定对系统各压力表，双金属温度计进行检查，要求量程合适，标识、上下限具全。4.1.5、检查汽包放空管是否固定好，安全阀是否校验。4.2、投用前的准备：4.2.1、与调度、四修、三动力等相关单位联系，做好投用前的准备工作。4.2.2、与机动部门配合做水汽系统上水冲洗及水压试验：在投入试运之前应对系统进行水冲洗，首先打开容-13顶大放空，由上水流程引入除氧软化水，对汽包进行上水冲洗。排出锅炉内的空气。向锅炉上水要求缓慢，以保证液位上升缓慢，保证系统内的设备受热面膨胀均匀。在顶放空见水后，打开DG50排污快开阀进行排污，用排污线排出汽包内铁锈等污物，此时保证汽包内有50%左右的液位。当排污冲洗出的水澄清，且排污冲洗出的水与上水的水质相接近，就证明系统冲洗合格。在上水过程中，应检查汽包人孔、法兰接合面及排污阀等处，发现泄漏，立即联系有关单位进行处理。在上水冲洗合格后，可放净容-13的存水，等待做水压实验。水压试验的注意事项：升压、降压过程不能太快，最大操作压力为3.9MPa，密切注意压力表指示，不允许超压。试压过程要连续监控设备情况，出现泄漏问题要及时处理，必要时可撤压处理。降压至压力为零时，用容-13Dg50排污阀将水位放至汽包中心线处。5、外取热器的投用：5.1汽包上水，使系统管线充满水后，将容-13液面控制在50%时停止上水（试压过程已完成）。5.2检查工艺流程贯通，流化风、提升风正常。5.3缓慢开启外取热滑阀，建立外取热催化剂循环，控制好提升风量。随着滑阀开度的增加，汽包压力逐渐上升。5.4利用排污阀与上水阀控制容-13水位。5.5当汽包压力升至0.05-0.1Mpa时，冲洗液位计并将其投用。5.6压力升至0.1-0.3Mpa时，关闭各处放空阀，冲洗压力表引出管及阀门后重新安装压力表。5.7压力升至0.3-0.6Mpa时，水汽系统热紧，外取热返回管温度大于250℃时，催化剂系统热紧。汽包进行定排一次。5.8压力升至0.8Mpa时，开启饱和蒸汽线各阀门、排凝及放空，进行暖管（进锅炉前阀门关闭）。5.9压力升至1.0Mpa时，冲洗汽包水取样管线及采样器，并打开连续排污，联系做水质分析。5.10压力升至2.0Mpa时，汽包定排一次，对锅炉进行全面检查。5.11继续缓慢开外取热滑阀，系统升压并连续排污。5.12饱和蒸汽并余热炉前对安全阀进行定压，定压值4.5Mpa。5.13联系中压炉开饱和汽去余热炉阀门，将蒸汽并入余热炉，并汽过程中要严格控制好水位，防止蒸汽带水。5.14并汽后将外取热滑阀全开，根据生产需要用提升风调整取热量。5.15生产的蒸汽标准以化验分析为主，主要为：炉水：PH值>9,PO43-为5-15цg/L,碱度<1.0饱和汽：Na+≦15цg/kg6、锅炉事故：锅炉是一种受压设备，高温高压和锅水中有害杂质的腐蚀，如果操作不当，就会发生事故，轻则影响生产，重则发生爆炸，设备损坏、人员伤亡，后果惨重。但是，只要我们认识和掌握他的规律，严格按照操作规程执行，加强对锅炉的管理工作，事故是完全可以防止的。下面仅对锅炉事故做简要介绍：6.1、爆炸事故：锅炉爆炸后，形成强大的气浪冲击和大量沸水飞溅，不仅锅炉本体遭到破坏，周围设备也会受到严重的破坏。造成爆炸的原因主要有：超压、过热、腐蚀、裂纹或起槽、先天性缺陷。超压：运行压力超过锅炉最高许可工作压力，钢板应力增高超过极限值，同时安全阀失灵，已经到额定压力也不能自动排汽泄压。过热：钢板的工作温度超过极限值，不能承受额定压力而破裂。这主要是由于严重缺水或受热面水垢太厚等造成的。腐蚀：钢板的内外表面腐蚀减薄，强度显著降低，不能承受额定压力而破裂。裂纹或起槽：在长期运行中操作不当，使锅炉骤冷骤热，或负荷波动频繁，钢材承受交变应力，产生疲劳裂纹，由于腐蚀的综合作用形成起槽开裂和强度下降。6.2、缺水事故：在锅炉事故中，由于缺水原因造成的占很大比例，锅炉爆炸的主要原因之一也是缺水。因此，对于锅炉缺水事故必须引起高度重视，并且坚决杜绝。A、缺水事故的现象：1）、水位低于最低安全水位线，或看不见水位2）、虽有水位，但是水位不波动，实际是假水位3）、过热蒸汽温度急剧上升4）、蒸汽流量大于给水流量B、缺水事故的原因：1）、液位计失灵2）、用汽量增加后未加强给水3）、给水设备发生故障，例如：调节阀失灵、水源中断等4）、排污阀泄漏或忘记关闭5）、炉管破裂6）、操作员的疏忽大意6.3、满水事故：当水位表中的水位超过最高安全水位时，称为满水事故。此时，锅炉蒸汽空间缩小，促使蒸汽大量带水，造成过热蒸汽温度下降，严重时会发生蒸汽管道水击事故。A、满水事故的现象：1）、水位高于最高安全水位线，或看不见水位2）、过热蒸汽温度明显下降3）、蒸汽流量小于给水流量B、满水事故的原因：1）、液位计失灵2）、给水设备发生故障，例如：调节阀失灵3）、排污阀泄漏或忘记关闭4）、操作员的疏忽大意6.4、汽水共沸事故：锅炉内蒸汽和炉水共同升腾，产生泡沫，汽水界限模糊不清，使蒸汽大量带水的现象，称为汽水共沸。汽水共沸时，液位剧烈波动，蒸汽品质急剧恶化，使传热效果降低，严重时会发生爆管事故。A、汽水共沸事故的现象：1）、液位剧烈波动，或看不清水位2）、过热蒸汽温度急剧下降3）、蒸汽的温度和含盐量迅速增加4）、蒸汽管道内发生水击B、汽水共沸事故的原因：1）、炉水质量不合格2）、严重超负荷运行3）、并炉时开启主汽阀过快，锅炉内大量蒸汽涌出4）、表面排污装置损坏5）、定期排污间隔时间过长，或排污量过少6.5、水击事故：水击，由于蒸汽或水产生的冲击力，使管道发生震动和响声的一中现象。分为汽包内水击、给水管道内水击和蒸汽管道内水击。6.6、爆管事故：爆管是锅炉运行中性质严重的事故。一旦发生爆管，会损坏邻近管壁。并且在很短的时间造成严重缺水，使事故扩大。A、爆管事故的现象：1）、容-13液位迅速下降2）、再生压力明显增加3）、给水流量增加，蒸汽流量明显下降B、爆管事故的原因：1）、上水水质不符合标准2）、管路内水循环被破坏3）、严重缺水，管子缺水部分过热，强度降低4）、芯子质量不合格五、辅助燃烧室（炉-2001）操作法5.1在人孔封闭前，应在现场对辅助燃烧室进行检查与调试。5.1.1燃烧器本体安装情况：稳燃器、油枪、瓦斯枪、点火杆是否安装正确，插入到位；调节风门是否开关灵活，内部无卡涩，当手柄调节装置处于关闭状态时，所有的叶片应完全关闭；燃烧器与炉体之间的膨胀间隙是否合适。5.1.2点火控制系统安装情况：接线应符合设计要求；点火杆推进位置做出明确标记；火检冷却风投入。5.1.3在确认安装符合要求后，应对燃烧器和点火控制系统做如下测试：5.1.3.1用蒸汽吹扫主油枪的油和蒸汽两路；吹扫主瓦斯枪和点火瓦斯枪，确认其畅通无阻塞。吹扫时注意保护点火瓦斯枪的电点火杆，防止因受潮而失灵。5.1.3.2联系电工给点火控制柜接通电源：5.1.3.2.1点火时间测试：点火枪时间继电器应调整至控制点火枪持续发火时间为15秒。5.1.3.2.2高能点火器绝缘和接地测试合格。5.1.3.2.3油枪点火杆电推进系统测试：将火检保护置“切除”位，手动按下“进油点火枪”按钮，推进器电机工作，应在8秒以内将点火枪推进到位，此时“油点火枪到位”指示灯亮，然后按下“退油点火枪”按钮，油点火枪将退回原位，“油点火枪原位”指示灯亮。5.1.3.2.4火检联锁系统测试：将火检保护置“投入”位，此时油点火枪推进器开始工作，电机应在8秒以内将油点火枪推进到位，待“油点火枪到位”指示灯亮后，点火枪自动点火15秒，此时，“油点火器工作”指示灯亮，15秒以后，点火枪自动停止工作，由推进器退回原位。点火枪点火10秒后如仍检测不到火焰，控制柜中警铃将会报警，按下“报警复位”按钮，警报消除。5.2点火操作5.2.1确认瓦斯分析合格，氧含量低于1%（V）；炉前瓦斯压力不小于0.15MPa。5.2.2燃烧油、蒸汽引至炉-1前，脱水备用。5.2.3火检冷却风投用，点火控制柜电源接通。5.2.4通知烟机岗位调节主风出口流量为35000m3n/h，将一次风阀开3-5%，二次风开60%，调节风门开15度，引主风对炉膛进行吹扫。5.2.5吹扫结束后，打开点火瓦斯枪上的瓦斯针型阀，按下瓦斯枪点火按钮，点燃点火瓦斯枪后，打开主瓦斯枪上的瓦斯手阀，引燃主瓦斯枪；若主瓦斯枪未被引燃，必须关闭瓦斯阀门，用风吹扫5分钟后，在重新按点火程序进行。5.2.6点火后，油火咀应用少量蒸汽保护，防止被烧坏。六、炉2002操作法1．全面大检查：(1)进行检查炉壁耐火砖，膨胀是否合乎规定，吊挂是否牢固，火咀、热电偶是否安装合理，本身无问题。(2)检查看火窗、防爆门及火咀，一二次风门是否完好并灵活好用，烟道档板刻度是否准确(3)检查灭火蒸汽是否畅通，回火器是否装好。(4)炉管用蒸汽贯通试压，检查炉管堵头，回弯头、焊缝是否泄漏。(5)燃料油系统用蒸汽试压，用最大蒸汽压力检查有无泄漏，堵塞现象。(6)检查炉区所有温度、流量、压力仪表及控制线是否完好备用。2．点火前的准备工作(1)准备好点火用具：轻柴油、火柴点火棒·。(2)消防器材准备好，将炉膛清扫干净，清除炉周围易燃物，并封好人孔。(3)联系燃料油站送油，并引至炉前脱水。(4)将液态烃气化，引至炉前，脱水并联系化验取样分析，含氧量≯l％为合适，测爆合格。(5)将炉区用汽引至炉前，排凝。3．点火升温：点油火(1)调节烟道挡板至适当开度。(2)燃料油压力控制在6Kg／cm2。(3)一次风门稍开。(4)用雾化蒸汽将火咀的油、气线扫通后关闭。(5)用点燃的火把伸入点火孔，缓慢打开瓦斯阀，调节风门，使火焰呈浅兰色。4．点火注意事项：(1)炉管内须有油或蒸汽通入方可点火。(2)点火前必须将看火窗关闭，以免观察时喷火伤人。(3)点火必须用火把点，严禁用热的炉壁或相邻的火咀点火。(4)如果一次点火未成功，应迅速关闭油或瓦斯阀，用蒸汽吹扫炉膛方可重新点火。(5)火咀点燃时要对称，防止局部过热。5．正常操作(1)经常检查燃料油，燃料气压力是否正常，燃料气注意脱油。(2)经常观察火焰燃烧情况，火焰长，则开大二次风；火焰短，开大一次风；颜色发白，减少化蒸汽；颜色发红或冒烟，加大雾化蒸汽量。(3)调节过程要准确，适量，勿使炉温波动，炉膛温度应≯800℃，炉出口温度≯400℃。(4)入炉两路流量要均衡，两路温差大时应检查分支进料控制阀是否失灵、调整分支流量。6．不正常操作：(1)燃料气带油。原因：瓦期网带油。现象：燃料气压力突然下降，烟囱冒烟，炉膛着火，火咀往下滴油，甚至炉底着火。处理：加强燃料气缓冲罐(容-33)脱油，联系稳定岗位调整再吸收塔，液态烃回流罐液位，如瓦斯大量带油，发生火灾，应迅速关闭燃料气总阀，扑救。(2)加热炉回火原因：(1)雾化蒸汽与燃料油配比不当。(1)燃料油温度低，粘度大。(1)燃料油(气)带水，瓦斯含氢量高。(1)一、二次风开度太大。(1)燃料气压力不稳，燃料油泵或燃料油(气)控制阀故障。现象：火焰由风门或火窗喷出，伴有爆破声。处理：熄灭火咀，查请原因加以处理。(3)炉出口温度波动：原因：炉入口流量不稳或炉进料温度变化仪表故障。(4)炉膛温度不均匀燃烧火咀分布不均匀·各火咀火焰大小不一热电偶有偏差6．事故处理：(1)加热炉发生火灾后，立即熄火扑救。(2)炉管破裂，迅速熄火，向炉膛内通入灭火蒸汽，加热炉扫线，紧急停工。(3)回弯头漏油着火，不严重时可用蒸汽掩护使之结焦，维持生产，严重时则需停火处理(4)原料中断，加热炉停运。(5)停水、电、汽、风时，可根据情况进行降温或熄火。(6)燃料油中断时可改燃料气。7．停炉(1)熄油火：关闭燃料油阀，火咀及燃料油线用蒸汽吹扫。雾化蒸汽线阀关，冬季则不完全关死，留少量蒸汽以防冻。(2)熄瓦斯火：关闭瓦斯火咀及与瓦斯管网连接的总阀，瓦斯线扫线。七、水封罐操作法一、原则：1．烟机启动前必须将水封罐内的水排净，关闭给，排水阀。2．烟机在运行时，不得给水封罐上水。3．启用水封罐前，应将烟机冷却蒸汽停用。4．水封罐装水或撤水过程中，操作人员不得离开，以防造成意外事故。二、机组启动前装水关闭Dgl50放水阀，打开Dgl00给水阀。当溢流管出水后关闭Dgl00上水阀，同时打开Dg25的给水旁路阀。并将溢流水量调节到合适为止。三、机组停机后装水：打开烟机出口Dgl50放空阀，Dg50排凝阀，同时打开Dgl00给水阀。溢流管出水后，关闭给水阀，打开Dg25给水旁路阀，并调节到溢流量合适为止。如果烟机不运行，又不检修，可给上烟机出口管线上的吹扫风，保护衬里，保护膨胀节。四、机组暖机时撤水。当冷却蒸汽投用完毕后，或当暖机阀打开5—10％以后，烟机壳体温度在300℃，需要撤水封。首先关上水阀，打开Dg150放水阀，同时逐渐关烟机出口Dg200放空阀，放水管见汽后关闭Dgl50放水阀，再关闭烟机出口管上吹扫气阀。五、主风机切换1．高压备机机切换到轴流风机装置在低压工作下运行正常。三机组或四机组试运正常。首先将三机组开至正常，轴流风机静叶开到适当角度，然后逐渐关防喘振放空阀，使轴流风机出口压力同离心风机出口压力相等。轴流风机入口流量必须远离该机最小流量点。打开轴流风机出口蝶阀将阀全开。轴流风机出口单向阀应处于随动开的位置。接着再逐渐关防喘振阀，使轴流风机出口压力略高于离心风机出口压力0．01—0．02MPa。这个条件下通知主控室开始切换两台风机。缓慢关轴流风机出口喘振阀，同时开离心风机放空阀。至到轴流风机出口流量等于或略大于离心风机出口流量。离心风机出口放空全开，然后关出口电动阐阀，使离心风机切除系统。离心风机按正常停机步骤进行。轴流风机切入系统后，将静叶和防喘振阀控制转到主控室，待操作调稳并把再生器压力提到高压操作后，再视情况投入烟机。切换机过程中要注意增压机流量的变化情况，高压离心风机与轴流风机切换步骤同上。只是没有高低压工况的情况。2．轴流风机切换到低压离心风机。首先将操作工况由高压操作逐渐降到低压工况操作。轴流风机出口压力逐渐调到与离心风机出口压力相等。把离心风机开至正常，并将出口压力调到低压工况值。然后逐渐开离心风机出口电动闸阀使之全开，并调到出口压力略高于轴流风机出口压力0．01一0.02MPa，在这种情况下，通知主控室，开始两机切换。逐渐关离心风机出口放空阀，同时逐渐开轴流风机出口防喘振阀，至到轴流风机出口放空阀全开，离心风机出口放空阀全关，然后关轴流风机出口蝶阀，最后切除烟机。机组停运按正常停机步骤进行。切换机过程中注意增压机出口流量变化，轴流风机与高压离心风机切换步骤同上。只是没有操作工况变化之事。第二节分馏岗位操作法一、分馏岗位的任务将反应器来的高温油气经脱过热段冷却到饱和状态，并在分馏段分成几个中间产品：塔顶为汽油及富气，侧线有轻柴油和回炼油，塔底产品是油浆，并靠顶循、一中、二中、油浆循环回流回收全塔剩余热量。具体有以下几方面：1、根据装置处理量和反应深度来调整操作，保证粗汽油的干点、轻柴油的凝固点等产品质量合格，维持各液面平稳，并尽可能多地回收系统的剩余热量。以降低装置能耗。2、将各个工艺参数控制在工艺指标范围内，做到不超温、不超压、不液封，以确保安全生产。3、掌握好全塔的热平衡和物料平衡，选择好适宜的中段回流取热比例，防止各段回流泵抽空，严格避免塔盘干板、漏液、堵塞或雾沫夹带等现象发生。二、正常操作法１、分馏塔底液面的控制塔底液面是整塔操作的重要参数之一，液面过高，淹没φ1100油气线，造成反应超压，并且油气管线晃动；液面过低，造成油浆泵抽空，破坏整个塔的热平衡。因而在操作中必须严格控制塔底液面约40-６0％。Ａ、影响因素：〔１〕反应深度的变化，反应深度增加，液面下降。〔２〕处理量的变化，处理量增加，液面上升。〔３〕原料性质的变化，进料残炭增加，液面上升。〔４〕循环油浆流量变化，循环量增加，液面上升。〔５〕循环油浆返塔温度的变化，返塔温度上升，液面下降。〔６〕油浆回炼量和外用量的变化，油浆回炼量和排出量增加，液面下降。（７）循环油浆下返塔阀开大，液面下降。〔８〕回炼油返塔量增加，液面上升。〔９〕容-６、容-７、轻质原料罐满罐溢流，液面上升。〔1０〕塔-４满，引起塔-３液封，造成塔底液面上升。〔1１〕塔-３中部温度的变化，中部温度过低，塔底液面也上升。〔1２〕油浆泵故障，温控阀、流控阀失灵，仪表故障等液面相应波动。（1３）原料事故旁通阀不严，塔底液面也上升。Ｂ、调节方法：〔１〕联系反应岗位，在许可情况下适当调整反应深度、进料量及渣油回炼量，保持塔底液面平稳。〔２〕调节油浆返塔温度，提高返塔温度，可降低塔底液面，在返塔温度调节余地较小的情况下，可降低油浆循环量。〔３〕回炼油返塔开大，可使塔底液面上升。〔4〕油浆下返塔开大，塔底液面下降，但一般情况下，此阀只作为调节塔底温度，不作为调节液面的手段。〔５〕当塔底液面猛涨时，也可以外用油浆，但要控制好外排温度。〔６〕塔-３中部形成液封时，应及时往外