催化操作規(guī)程2008第二搞

1、煉油部工藝技術(shù)規(guī)程聯(lián)合一車間催化裂化裝置中國石化股份有限公司天津分公司煉油部2008年12月31日發(fā)布2009年1月1日實(shí)施前 言此操作規(guī)程是在2004年版本的基礎(chǔ)上重新進(jìn)行修訂的。從2004年至今，催化裂化裝置先后與北京設(shè)計(jì)院（SEI）、滄州朝陽設(shè)計(jì)院合作，進(jìn)行了MIP工藝、催化-氣分裝置熱聯(lián)合工藝兩次技術(shù)改造，這些新工藝、新技術(shù)、新設(shè)備等方面的資料，需要進(jìn)行一次完善、系統(tǒng)的整理和總結(jié)，為以后催化裂化裝置的技術(shù)改造和職工培訓(xùn)、學(xué)習(xí)提供盡可能詳細(xì)準(zhǔn)確的第一手資料。 此操作規(guī)程主編張會(huì)樸，參與編寫的人員有竇如華、張福勝、董峰、楊繼文、李小廣、劉廣明、魏巍、安娜。車間審核竇如華。 在此規(guī)程編寫過程

2、中受到煉油部技術(shù)質(zhì)量部、生產(chǎn)部、安全環(huán)保部和設(shè)備管理部等部門的大力協(xié)助，在此對他們的支持表示衷心的感謝。由于編者的經(jīng)驗(yàn)有限，規(guī)程中難免有不妥當(dāng)之處，對于其中的疏漏，還望各位專家、讀者予以批評指正。文 件 審 批 表編碼：TPCC/CX01-JL01 編號：文件名稱煉油部工藝技術(shù)規(guī)程聯(lián)合一車間催化裂化裝置文件編碼TPCC/LY/ZY7.5.1-02-0203編制部門聯(lián)合一車間相關(guān)部門審核意見（會(huì)簽）（對文件的某條款有異議填寫此欄，具體意見另附）批準(zhǔn)意見 日期：2008年12月催化裂化裝置操作規(guī)程目錄第一章 催化裂化裝置概況第一節(jié) 裝置簡介一、 工藝特點(diǎn)二、 主要設(shè)備概況三、 歷年主要改造情況第二

3、節(jié) 工藝原理一、 催化裂化的主要化學(xué)反應(yīng)二、 非催化反應(yīng)三、 MIP工藝特點(diǎn)1. MIP（Maximizing Iso-Paraffins）技術(shù)產(chǎn)生背景2. MIP工藝技術(shù)原理四、 分離原理1. 精餾基本原理2. 吸收解吸基本原理第三節(jié) 工藝流程說明一、 反應(yīng)再生系統(tǒng)二、 分餾系統(tǒng)三、 氣體壓縮和吸收穩(wěn)定系統(tǒng)第四節(jié) 物料平衡一、 裝置設(shè)計(jì)物料平衡二、 裝置MGD工藝物料平衡三、 裝置MIP工藝物料平衡第五節(jié) 工藝操作指標(biāo)及產(chǎn)成品控制指標(biāo)、化驗(yàn)分析頻次第六節(jié) 裝置能耗第七節(jié) 催化劑及化學(xué)助劑第二章 崗位操作法第一節(jié) 反應(yīng)崗位操作法 一、 反應(yīng)崗位任務(wù)二、 正常操作三、 事故狀態(tài)處理四、 外取熱系

4、統(tǒng)操作法五、 爐2001操作法六、 爐2002操作法七、 水封罐操作法八、 主風(fēng)機(jī)切換操作法九、 自動(dòng)加料器操作法十、 余熱鍋爐操作法第二節(jié) 分餾崗位操作法一、 分餾崗位任務(wù)二、 正常操作三、 事故狀態(tài)處理四、 油漿采樣器的操作法五、 蒸汽發(fā)生器的操作法六、 換熱器操作法七、 冷卻器操作法第三節(jié) 吸收穩(wěn)定崗位操作法一、 吸收穩(wěn)定崗位任務(wù)二、 正常操作三、 事故狀態(tài)處理第四節(jié) 四機(jī)組崗位操作法第五節(jié) 高壓備機(jī)操作法第六節(jié) 1#氣壓機(jī)操作法第七節(jié) 增壓機(jī)操作法第八節(jié) 司泵崗位操作法第九節(jié) 油漿過濾器操作法第三章 事故預(yù)案第一節(jié) 事故處理原則第二節(jié) 緊急停工的處理第三節(jié) 幾種事故的處理方法一、 原料

5、中斷二、 四機(jī)組故障三、 主風(fēng)或增壓風(fēng)中斷四、 氣壓機(jī)故障五、 停新鮮水六、 停循環(huán)水七、 停電八、 停汽九、 停風(fēng)十、 取熱系統(tǒng)故障第四章 裝置正常開工一、 開工原則二、 開工準(zhǔn)備三、 反再系統(tǒng)氣密試驗(yàn)，分餾、穩(wěn)定吹掃貫通四、 爐1點(diǎn)火、四器升溫，分餾收蠟油閉路循環(huán)，穩(wěn)定三塔循環(huán)五、 烘襯里結(jié)束，拆1100 盲板 六、 趕空氣，反應(yīng)向分餾并汽，分餾開路循環(huán)七、 裝催化劑，建立三器流化，開氣壓機(jī)八、 反應(yīng)噴油，調(diào)整操作第五章 裝置正常停工一、 停工準(zhǔn)備二、 煙氣停進(jìn)余鍋、停外取熱三、 降量、切斷進(jìn)料、停氣壓機(jī)四、 卸催化劑、退油五、 加盲板、掃線、蒸塔六、 四器及三旋系統(tǒng)開人孔，清掃、分餾和穩(wěn)

6、定系統(tǒng)沖洗塔盤、裝置交付檢修七、 停工掃線說明第六章 儀表的使用和自保系統(tǒng)說明第一節(jié) 催化DCS系統(tǒng)介紹第二節(jié) 電液滑閥的操作方法第三節(jié) 風(fēng)動(dòng)閘閥、滑閥的操作方法第四節(jié) 蝶閥的操作方法第五節(jié) 三通閥的操作方法第六節(jié) 自保聯(lián)鎖ESD系統(tǒng)的改造及使用第七節(jié) 可燃性氣體傳感變送器的使用第七章 環(huán)境保護(hù)第一節(jié) 含油污水排放第二節(jié) 含硫污水排放第三節(jié) 大氣的污染第四節(jié) 噪聲污染第五節(jié) 清潔生產(chǎn)第八章 安全管理篇第一節(jié) 裝置停工、檢修、開工安全規(guī)定第二節(jié) 關(guān)鍵裝置要害部位安全管理規(guī)定勞動(dòng)保護(hù)及安全規(guī)定第三節(jié) 安全管理規(guī)定第九章 職防衛(wèi)生篇第一節(jié) 硫化氫基本常識(shí)第二節(jié) 防止硫化氫中毒安全管理規(guī)定第三節(jié) 氣防

7、預(yù)案第四節(jié) 職防操作及注意事項(xiàng)第十章 消防篇第一節(jié) 催化裝置消防事故預(yù)案第二節(jié) 滅火的基本原理和方法第三節(jié) 防火防爆的基本原理與措施第十一章 主要設(shè)備規(guī)格表表-1 爐類表-2 塔類表-3 反應(yīng)設(shè)備類表-4 容器類表-5 冷換類表-6 通用機(jī)械類表-7 動(dòng)力設(shè)備類表-8 起重設(shè)備類表-9 特閥類表-10 安全閥一覽表表-11 盲板一覽表表-12 壓力容器表第十二章 系統(tǒng)及主要設(shè)備表圖-1 裝置設(shè)備平面布置圖圖-2 反再系統(tǒng)原則流程圖圖-3 分餾系統(tǒng)原則流程圖圖-4 吸收穩(wěn)定系統(tǒng)原則流程圖圖-5 再生器設(shè)備圖圖-6 提升管反應(yīng)器設(shè)備圖圖-7 三旋系統(tǒng)設(shè)備圖圖-8 四旋系統(tǒng)設(shè)備圖圖-9 爐-1設(shè)備圖

8、圖-10 外取熱器設(shè)備圖圖-11 外取熱汽包設(shè)備圖圖-12 蒸汽發(fā)生器設(shè)備圖圖-13 主分餾塔圖圖-14 汽提塔圖圖-15 吸收塔圖圖-16 解析塔圖圖-17 穩(wěn)定塔圖圖-18 再吸收塔圖第一章 催化裂化裝置概況第一節(jié) 裝置簡介本裝置原設(shè)計(jì)為型流化催化裂化裝置，設(shè)計(jì)加工能力為1.2Mt/a，以常減壓直餾蠟油為原料。經(jīng)過多次改造后，現(xiàn)裝置加工能力為1.3Mt/a，加工的原料為直餾餾分油（VGO）、常壓渣油（AR）和焦化裝置二次加工后的蠟油（CGO），主要產(chǎn)品為汽油、輕柴油、液化氣，副產(chǎn)品為干氣、油漿和焦炭。一、工藝特點(diǎn) 兩器結(jié)構(gòu)形式為同高并列式。其中再生器為前置燒焦罐式再生，具有燒焦速率快、燒焦

9、強(qiáng)度高，燒焦效果好（再生劑定碳小于0.1%)、燒焦罐與二再布風(fēng)均勻、徑向溫差小等特點(diǎn)。反應(yīng)器采用MIP專用串聯(lián)反應(yīng)器提升管，出口直聯(lián)VQS 快速分離系統(tǒng)及預(yù)汽提器，提升管進(jìn)料噴嘴采用UOP公司提供的Optimix高效噴嘴，霧化效果好。二、主要設(shè)備概況1、設(shè)備概況：裝置共有設(shè)備239臺(tái)，其中動(dòng)設(shè)備112臺(tái)，靜設(shè)備127臺(tái)。2、設(shè)備簡介：.再生器殼體內(nèi)徑8900mm/6700mm；外循環(huán)管直徑1180mm。.外取熱器筒體直徑1600mm，內(nèi)襯100mm襯里,入口管直徑1200mm（內(nèi)襯100mm），返回管直徑700mm（內(nèi)襯100mm）。.待生催化劑水平管直徑1650mm，內(nèi)襯100mm隔熱耐磨襯

10、里；待生提升管直徑962mm，內(nèi)襯100mm隔熱耐磨襯里。.再生、待生和外循環(huán)滑閥直徑1000mm。再生和待生滑閥全開（閉）時(shí)間正常時(shí)小于5秒，事故時(shí)小于2秒。.提升管反應(yīng)器分為預(yù)提升段、第一反應(yīng)區(qū)、第二反應(yīng)區(qū)及VQS快速分離系統(tǒng)。提升管底部的預(yù)提升段內(nèi)徑（即設(shè)備襯里前內(nèi)徑，下同）為1000mm，預(yù)提升段長約4000mm（內(nèi)襯100mm隔熱耐磨襯里）。在標(biāo)高6500mm處設(shè)四臺(tái)UOP Optimix原料油霧化噴嘴(進(jìn)料包括新鮮原料和回?zé)捰?，第一反應(yīng)區(qū)內(nèi)徑為1300mm，在原料油噴嘴向上距離1000mm(標(biāo)高7500mm)設(shè)油漿噴嘴2組(利舊原油漿噴嘴)。為保證裝置開停工或事故狀態(tài)時(shí)轉(zhuǎn)催化劑順

11、利進(jìn)行(非正常工況)，在第一反應(yīng)區(qū)標(biāo)高13000mm處設(shè)外補(bǔ)蒸汽入口，外補(bǔ)1.0MPa蒸汽最大量按15th設(shè)計(jì)。在標(biāo)高16500mm擴(kuò)徑設(shè)第二反應(yīng)區(qū)，內(nèi)徑由1300mm擴(kuò)大到3400mm，第二反應(yīng)區(qū)直筒長10000mm，在第二反應(yīng)區(qū)下部新增低壓降分布板。為了調(diào)控第二反應(yīng)區(qū)操作空速，在提升管出口設(shè)VQS快速分離設(shè)施，分離出的待生催化劑一部分經(jīng)新增的待生劑循環(huán)管和循環(huán)滑閥至提升管第二反應(yīng)區(qū)下部，待生劑循環(huán)管線按待生劑循環(huán)量最大600th設(shè)計(jì)，內(nèi)徑為600mm。在預(yù)提升段、第一反應(yīng)區(qū)、第二反應(yīng)區(qū)下部、第二反應(yīng)區(qū)中部、第二反應(yīng)區(qū)上部、提升管上部分別設(shè)置密度測壓管嘴，并測量第二反應(yīng)區(qū)的催化劑藏量。.沉降

12、器為直徑7200mm的冷壁結(jié)構(gòu)。原有主要內(nèi)構(gòu)件VDS系統(tǒng)已經(jīng)拆除，目前器內(nèi)主要構(gòu)件有中間油氣大管的入口管線及倒錐分配器，三組單級Emtrol型旋風(fēng)分離器和待生中間水平管線及倒錐分配器。三組旋分器入口面積為0.2812平方米/臺(tái)，筒體直徑1309mm，總高度6700mm，料腿直徑300mm，長度5655mm，底部設(shè)重錘式翼閥，每個(gè)翼閥需平衡的荷載重量為3.6Kg±10%。.汽提段直徑3400mm，為熱壁結(jié)構(gòu)；內(nèi)設(shè)七層擋板。.主風(fēng)機(jī)兩臺(tái)，一開一備。主機(jī)為四機(jī)組軸流風(fēng)機(jī)（AV50-11）額定流量2100m3n/min（濕），出口壓力0.3138MPa（絕）。備機(jī)為離心風(fēng)機(jī)（5E1490-3

13、.2/1.0142），流量1490m3n/min（濕），出口壓力0.3138MPa（絕）。.氣壓機(jī)一臺(tái)（背壓式汽輪機(jī)驅(qū)動(dòng)），1#氣壓機(jī)（2MCL526-10）額定流量460m3n/min。三、歷年主要改造情況1、1985年改造情況：.反再系統(tǒng)由老型改為外提升管型，提升管有效長度為31米，并將再生U型管改為再生斜管，原型反應(yīng)器改為沉降器，提升管出口為倒“L”型。待生U型管未動(dòng)，兩器仍是低壓操作（0.08MPa）。2、1986年改造情況：.吸收-穩(wěn)定系統(tǒng)進(jìn)行改造。吸收解析塔由單塔重疊式流程改為目前分體式雙塔流程。3、1990年改造情況：.增上3#背壓式氣壓機(jī)組及再生器內(nèi)外取熱系統(tǒng)。4、1991年改

14、造情況：.分餾換熱流程按洛陽院圖紙全面改造，充分回收高溫、中溫位能，并上油漿蒸汽發(fā)汽系統(tǒng)（中壓），至2002年正式產(chǎn)中壓蒸汽。.再生器首次將杜康型旋分器改為E型旋分器。5、1992年改造情況：.更換主分餾塔、汽提塔、再吸收塔及1100油氣線。分餾塔6000/4200，設(shè)計(jì)溫度：頂240/底475，容積979.3m3，材質(zhì)升級為復(fù)合板，解決了焊道缺陷，考慮到當(dāng)時(shí)負(fù)荷低，部分塔盤進(jìn)行了堵孔。.新上煙氣能量回收機(jī)組系統(tǒng)， 97年實(shí)現(xiàn)三機(jī)組正常運(yùn)行。6、1994年改造情況：.沉降器旋分器更換為PV型旋分器。7、1996年改造情況：.沉降器汽提段整體更換，材質(zhì)由20g改為16MnR，內(nèi)部結(jié)構(gòu)由17層人字

15、擋板改為環(huán)型錐型擋板。.再生器整體更換了溢流管，過熱部分進(jìn)行了更換。.為了解決深度穩(wěn)定和干氣不干問題，改解析塔5/2雙股進(jìn)料，增加了濕式空冷（冷-5），即目前的實(shí)際流程。8、1998年改造情況：.裝置首次采用UOP技術(shù)進(jìn)行改造。.再生器改造：更換主風(fēng)分布管（樹枝狀），待生催化劑出口采用新型分布器，再生劑抽出由溢流管改為淹流管，并設(shè)流化風(fēng)，大型加料移位到再生器鍋底，再生滑閥使用TAPCO公司冷壁式滑閥，正常全關(guān)時(shí)間小于5秒，事故狀態(tài)全關(guān)時(shí)間小于2秒，外徑為1032mm，最大流通面積903cm2。.提升管改造：中下部更換，包括WYE段和噴嘴括徑段的動(dòng)改，并由原上下兩組進(jìn)料系統(tǒng)改為一組，噴嘴數(shù)量由1

16、4個(gè)改為6個(gè)，原料噴嘴由LPC-1型改為UOP的Optimix噴嘴。提升管底部預(yù)提升段改用UOP“蓮蓬頭式”分布器，可同時(shí)使用蒸汽、干氣兩種預(yù)提升介質(zhì)，即目前的實(shí)際狀態(tài)。.沉降器及汽提段的改造：提升管出口應(yīng)用UOP專利技術(shù)VDS快分結(jié)構(gòu)，提高氣固分離效率，并采用與三組一級旋分器直聯(lián)形式，旋分器更換為E型旋分器，沉降器集氣室更換，汽提段擋板更換，汽提蒸汽、防焦蒸汽注入位置更換，蒸汽分布管更換。沉降器材質(zhì)：筒體上20g、汽提段15CrMoR/封頭20g，直徑7200/6000/3400mm ，設(shè)計(jì)溫度510，最高工作壓力0.185MPa。.催化劑輸送管道改造，將待生U形管改為待生斜管和待生提升管，

17、并新增膨脹節(jié)，待生滑閥使用TAPCO公司冷壁式滑閥，直徑為1000mm，最大流通面積903cm2。.增壓機(jī)更新以滿足新增待生提升管用風(fēng)。9、2000年改造情況：.再生器采用UOP技術(shù)整體更換，更換再生器。再生器型式為前置燒焦罐。再生器內(nèi)原有的八組旋分器利舊。前置燒焦罐，材質(zhì)為20R，8900/6700，容積421.2m3，設(shè)計(jì)溫度為720，壁溫300。最高工作壓力0.18MPa。增加外循環(huán)管（1180mm）和外循環(huán)滑閥（直徑1000mm），即目前的實(shí)際布局，改造后加工能力為130萬噸/年。.輔助燃燒室由立式改為臥式，材質(zhì)20R，設(shè)計(jì)爐膛溫度為1200，入口140，出口680-705。.外取熱器

18、由上流式改為密相下流式，設(shè)計(jì)負(fù)荷為900萬大卡，設(shè)計(jì)溫度720，壁溫300，材質(zhì)：筒體20R、16MnR/封頭20R，內(nèi)徑1600mm ，容積17.6m3,進(jìn)口管1232，出口管724，最高工作壓力0.18MPa。外取熱器本體和取熱管束利舊，進(jìn)出口管更新改造。原有500滑閥利舊，并裝設(shè)在外取熱器出口斜管上。.增壓機(jī)更新為兩臺(tái)，以滿足二密及外取熱用風(fēng)，型號為B70-0.389/0.288，風(fēng)量為350Nm3/min。10、2002年改造情況：.裝置進(jìn)行MGD工藝改造，增加了兩個(gè)輕質(zhì)原料和兩個(gè)汽油回?zé)拠娮臁?再生器8組E型旋分器整體更換，三旋因筒體裂紋整體更換，內(nèi)部分離單管改為78根，內(nèi)徑6100

19、mm，設(shè)計(jì)溫700，設(shè)計(jì)最高工作壓力0.263 MPa。外取熱芯子更換。.四機(jī)組PLC改造目前的FSC系統(tǒng)。新上穩(wěn)定富氣壓縮機(jī)組，型號為2MCL526型，流量為462Nm3/min。.新上油漿過濾器系統(tǒng)，最大流量為8噸/小時(shí)。11、2003年改造情況：.裝置儀表操作系統(tǒng)由電型儀表改為DCS操作系統(tǒng)。.油漿泵改造一臺(tái)，設(shè)計(jì)流量增至為550m3/h，出口壓力1.2 MPa，功率為315KW，額定電壓6KV。.水平混合段的改造，底部增加流化風(fēng)管和導(dǎo)流隔板（流量為2900 Nm3/min），解決了催化劑沖刷泄露的重大隱患。.主風(fēng)入口過濾器更換為四面進(jìn)風(fēng)型，最大流量為2800Nm3/min。12、200

20、5年改造情況：.裝置進(jìn)行MIP工藝改造，提升管移位更新，包括一反，二反及待生催化劑的分離VQS系統(tǒng)和汽提系統(tǒng)。提升管上的噴嘴更新，包括：從上往下依次為冷卻介質(zhì)噴嘴(2組)，外補(bǔ)蒸汽噴嘴(2組)，回?zé)捰蜐{噴嘴(利舊、2組)，原料油噴嘴(利舊、4組)以及預(yù)提升段底部的蓬頭式噴嘴(1組)。 .新增待生催化劑至二反外循環(huán)管及待生催化劑至沉降器斜管各一根，更新再生/待生2臺(tái)滑閥，新增待生中間滑閥和待生循環(huán)滑閥（利舊），沉降器內(nèi)部VDS拆除，三組單旋移位，增加入口方箱，催化劑切向進(jìn)入。由于提升管出口油氣管線占用原1100油氣線位置，原1100油氣線移位側(cè)向引出去分餾塔。13、2008年改造情況：.裝置進(jìn)行

21、催化-氣分低溫?zé)崧?lián)合工藝改造，分餾頂循環(huán)經(jīng)柴油加熱后給氣分脫丙烷塔做熱源；新增熱媒水系統(tǒng)，回收分餾塔頂油氣、頂循環(huán)、柴油等介質(zhì)的低溫?zé)?，?jié)約氣分裝置各再沸器用1.0MPa蒸汽，新增換熱器13臺(tái)，利舊3臺(tái)。.分餾塔底增加泵前油漿過濾器系統(tǒng)。.反再系統(tǒng)ESD自保聯(lián)鎖系統(tǒng)獨(dú)立改造。 .主風(fēng)機(jī)靜葉控制系統(tǒng)改造。.大項(xiàng)目甩頭，含蠟油加氫來蠟油和催化柴油去乙烯兩個(gè)甩頭。.裝置直供料改造，含催化柴油直接去柴油加氫項(xiàng)目。.油漿泵更新改造一臺(tái)，設(shè)計(jì)流量增至為450m3/h，出口壓力1.2 MPa，功率為315KW，額定電壓6KV。第二節(jié) 工藝原理一、催化裂化的主要化學(xué)反應(yīng) 催化裂化原料中主要的烴類有烷烴、環(huán)烷烴

22、及帶取代基的芳烴。帶取代基的芳烴包括烷基芳烴及有環(huán)烷取代基的芳烴 。在重油中尚有帶取代基或環(huán)烷縮合的多環(huán)芳烴。在二次加工的原料中還有烯烴，除此之外還有雜原子化合物。 在催化裂化條件下，烴類可以發(fā)生催化反應(yīng)和非催化反應(yīng)，非催化反應(yīng)與催化反應(yīng)相比是較少的。1、催化反應(yīng)1.1裂化反應(yīng)裂化反應(yīng)原料烴分子CC鍵的斷裂，屬吸熱反應(yīng)，溫度越高反應(yīng)速度越快，是催化裂化過程的最主要反應(yīng)類型之一。同類烴其分子量越大，反應(yīng)速度越快，而對于相同碳原子數(shù)的烴類，則烯烴最易發(fā)生裂化反應(yīng)，其次為環(huán)烷烴、異構(gòu)烷烴、帶長側(cè)鏈芳烴（側(cè)鏈裂化）、正構(gòu)烷烴、芳烴（芳環(huán)一般不發(fā)生裂化）。在催化裂化操作條件下，可能發(fā)生以下幾類裂化反應(yīng)：

23、1） 烷烴裂化為烯烴及較小的烷烴CnH2n+2 CmH2m + CpH2p+2 - (-H)2） 烯烴裂化為較小的烯烴CnH2n CmH2m + CpH2p (-H)3） 烷基芳烴脫烷基ArCnH2n+1 ArH + CnH2n (-H)4） 烷基芳烴側(cè)鏈斷裂ArCnH2n+1 Ar CmH2m-1 + CpH2p+2 (-H) Q5） 環(huán)烷烴裂化為烯烴CnH2n CmH2m + CpH2p (-H)Q由上述反應(yīng)過程看，裂化反應(yīng)過程往往產(chǎn)生大量的小分子烯烴。1.2異構(gòu)化反應(yīng)異構(gòu)化反應(yīng)是催化裂化的重要反應(yīng)，根據(jù)催化裂化正碳離子反應(yīng)機(jī)理，其異構(gòu)化通過正碳離子上的氫原子和碳原子的變位重排并實(shí)現(xiàn)烴分子

24、的異構(gòu)。氫原子的變位導(dǎo)致烯烴的雙鍵異構(gòu)化，氫變位加上甲基變位則形成骨架異構(gòu)化。異構(gòu)化過程的反應(yīng)熱很少，總體上表現(xiàn)為放熱過程。同時(shí)異構(gòu)烷烴具有較高的馬達(dá)法與研究法辛烷值，因此，在當(dāng)前對汽油烯烴含量控制要求日益嚴(yán)格的情況下，盡可能提高烴分子的異構(gòu)化水平是維持汽油辛烷值的一個(gè)重要方面。烯烴雙鍵異構(gòu)化反應(yīng)示意：烯烴骨架異構(gòu)化反應(yīng)示意：由于叔正碳離子易于生成和比較穩(wěn)定，使其在催化劑表面上的濃度較高，因此催化產(chǎn)品中的異構(gòu)烷烴或烯烴含量也相對較高。1.3氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)是催化裂化特有的反應(yīng)，屬雙分子放熱反應(yīng)。氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)由烯烴接受一個(gè)質(zhì)子形成正碳離子開始。此正碳離子從“供氫”分子中抽取一個(gè)負(fù)氫離子生成一個(gè)

25、烷烴，供氫分子則形成一個(gè)新的正碳離子并繼續(xù)反應(yīng)。隨著對汽油烯烴含量控制的日益嚴(yán)格，常規(guī)催化裂化裝置以往被廣泛采用的高溫短接觸時(shí)間工藝（汽油烯烴含量、辛烷值RON高）已難于滿足新形勢下的汽油質(zhì)量控制要求。氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)是實(shí)現(xiàn)裂化產(chǎn)物由烯烴轉(zhuǎn)化為飽和烴的最主要手段，而選擇合理的工藝工程設(shè)計(jì)、催化劑活性配比及操作參數(shù)，對于降低汽油烯烴具有決定性影響。本裝置采用的MIP專利技術(shù)，即是將常規(guī)意義上的提升管反應(yīng)器分為串聯(lián)的兩段，第一段利用高溫短接觸時(shí)間實(shí)現(xiàn)原料大分子的迅速裂化，而第二反應(yīng)區(qū)則在較低的反應(yīng)溫度、較高的劑油比、較低催化劑活性條件下，采取低溫長接觸時(shí)間的操作方式，實(shí)現(xiàn)一次裂化形成的烯烴分子異構(gòu)化與完

26、成氫轉(zhuǎn)移，達(dá)到在較少辛烷值損失的情況下，獲取明顯的降烯烴效果。另外，MIP所使用的配套催化劑，也較常規(guī)催化劑的氫轉(zhuǎn)移活性更高一些。1.4環(huán)化反應(yīng)烯烴生成正碳離子后，可繼續(xù)環(huán)化生成環(huán)烷烴及芳烴，該反應(yīng)也是催化裂化的重要反應(yīng)之一，屬放熱反應(yīng)。對于采用MIP工藝技術(shù)的裝置，由于其反應(yīng)時(shí)間較長、催化劑氫轉(zhuǎn)移、異構(gòu)化能力較高等因素，催化汽油的芳烴含量較常規(guī)催化裂化裝置高，一般在20%以上。1.5其它反應(yīng)催化裂化反應(yīng)除以上四類外，還有歧化反應(yīng)、烷基轉(zhuǎn)移、縮合及疊合等反應(yīng)。對于構(gòu)成催化裂化原料的各族烴類，一般會(huì)在催化裂化過程中發(fā)生如下反應(yīng)：A、烷烴：烷烴裂化為烯烴及更低碳數(shù)的烷烴。B、烯烴：烯烴裂化為小分子

27、烯烴，環(huán)化為環(huán)烷烴，異構(gòu)化為支鏈烯烴（再通過氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)可進(jìn)一步形成支鏈烷烴），直接氫轉(zhuǎn)移成烷烴，環(huán)化、縮合、脫氫成為焦炭。C、環(huán)烷烴：發(fā)生裂化反應(yīng)成為烯烴，脫氫成為環(huán)烯烴甚至芳烴，異構(gòu)化成為不同環(huán)數(shù)的環(huán)烷烴。D、芳烴：發(fā)生側(cè)鏈裂化轉(zhuǎn)變?yōu)橄N和較小側(cè)鏈的芳烴，發(fā)生烷基轉(zhuǎn)移形成不同的烷基芳烴，發(fā)生脫氫縮合成為多環(huán)芳烴，并可能進(jìn)一步發(fā)生烷基化、脫氫縮合成為焦炭。2、非催化反應(yīng) 非催化反應(yīng)是在催化劑不存在時(shí)，在反應(yīng)條件下可測得的反應(yīng)。催化裂化的反應(yīng)特點(diǎn)是平行順序反應(yīng)。它分為一次反應(yīng)和二次反應(yīng)兩部分。裂化反應(yīng)是一次反應(yīng)，在一次反應(yīng)結(jié)束后進(jìn)一步進(jìn)行的反應(yīng)稱為二次反應(yīng)，主要包括氫轉(zhuǎn)移、縮合和異構(gòu)化反應(yīng)。3、

28、原料分子在催化劑作用下的反應(yīng)步驟催化裂化催化劑是一種具有多孔道的固體酸顆粒，每克新鮮催化劑的內(nèi)部表面積可達(dá)250平方米以上，其活性主要來源于所含的分子篩。原料在催化劑表面進(jìn)行的反應(yīng)是氣固兩相接觸反應(yīng)，原料油在反應(yīng)前需先吸熱升溫汽化（一般在600以上），然后再擴(kuò)散到催化劑表面進(jìn)行反應(yīng)?？傮w上看，原料分子在催化劑表面完成的反應(yīng)過程可分為七個(gè)步驟（其中部分反應(yīng)產(chǎn)生的產(chǎn)物會(huì)在催化劑表面發(fā)生再裂化、綜合、環(huán)化、及氫轉(zhuǎn)移等二次反應(yīng)），步驟如下： 第一步：氣相原料分子從主氣流中擴(kuò)散到催化劑表面；第二步：原料分子沿催化劑孔道從外表面向內(nèi)表面擴(kuò)散；第三步：催化劑表面的原料分子被活性中心吸附，原料分子變得活潑，某

29、些化合鍵開始松動(dòng)；第四步：被催化劑活性中心吸附的原料分子進(jìn)行化學(xué)反應(yīng)；第五步：產(chǎn)品分子從催化劑表面上脫附下來；第六步：產(chǎn)品分子沿催化劑孔道，由內(nèi)表面向外表面擴(kuò)散；第七步：產(chǎn)品分子從催化劑外表面擴(kuò)散到主氣流中去。二、催化裂化的反應(yīng)機(jī)理 正碳離子學(xué)說被公認(rèn)為解釋催化裂化反應(yīng)機(jī)理比較好的一種學(xué)說。所謂正碳離子，是指缺少一對價(jià)電子的碳所形成的烴離子，如： H R :C: H +正碳離子的基本來源是由一個(gè)烯烴分子獲得一個(gè)質(zhì)子H+而生成。質(zhì)子來源于催化劑的表面，催化劑的表面都具有酸性，所以能提供質(zhì)子。由于較大的正碳離子都不穩(wěn)定，所以不同結(jié)構(gòu)的烴類分子就能夠在催化裂化條件下進(jìn)行裂化反應(yīng)生成小分子產(chǎn)物。正碳離

30、子是烴分子中有一個(gè)碳原子的外圍缺少一對電子，因而形成帶正電的離子。它只能吸附于催化劑表面上進(jìn)行反應(yīng)而不能脫離催化劑自由移動(dòng)。催化裂化中的各類主要反應(yīng)一般都經(jīng)過原料烴分子變成正碳離子的階段，所以催化裂化反應(yīng)實(shí)際上就是各種正碳離子的反應(yīng)。正碳離子的基本來源有幾種不同的途徑：一是酸（催化劑酸性中心）和充當(dāng)弱堿的不飽和烴反應(yīng)，烴接受質(zhì)子而形成正碳離子；二是烷烴被酸性中心抽取一個(gè)負(fù)氫離子而形成正碳離子；三是正碳離子和飽和烴反應(yīng)時(shí)，發(fā)生類似于負(fù)氫離子轉(zhuǎn)移生成一個(gè)新的正碳離子；四是穩(wěn)定分子碳鍵斷裂生成兩個(gè)帶相反電荷的碎片，帶正電荷的即為正碳離子。例如：C16H32 + H+ C16H33+催化裂化裂化反應(yīng)過

31、程中的氫離子來源于催化劑表面上的酸性活性中心。正碳離子反應(yīng)過程復(fù)雜，其中的一些主要特點(diǎn)如下：A、大的正碳離子不穩(wěn)定，容易在位置上斷裂，生成一個(gè)烯烴和一個(gè)小正碳離子，如：CCCCCC C=CC + CCC+ +正己基離子 丙烯 丙基離子只有主鏈中碳原子數(shù)在五個(gè)以上才容易斷裂，裂化后生成的至少為C3的分子，所以催化產(chǎn)品中C1、C2含量較少。B、伯正碳離子不穩(wěn)定，在進(jìn)行其它反應(yīng)以前先異構(gòu)化為仲正碳離子，甚至繼續(xù)異構(gòu)化為叔正碳離子。因此，催化裂化產(chǎn)品中的異構(gòu)烴很多。 C |CCCC CCCC CCC+ + +C、較小的正碳離子與烯烴、烷烴、環(huán)烷烴之間的氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)，使小正碳離子變成小分子烷烴，而烯烴、烷

32、烴、環(huán)烷烴等中性分子變成新的正碳離子，接著再進(jìn)行各種反應(yīng)，從而使原料不斷變成產(chǎn)品，形成“鏈反應(yīng)”。三、MIP工藝特點(diǎn)1、MIP（Maximizing Iso-Paraffins）技術(shù)產(chǎn)生背景環(huán)保法規(guī)對汽油產(chǎn)品的質(zhì)量要求日益嚴(yán)格，目前我國車用汽油的有害物質(zhì)控制標(biāo)準(zhǔn)要求限制烯烴含量、硫含量和芳烴含量，其中烯烴含量要求不大于35v%，芳烴含量不大于40v%，苯含量不大于2.5v%，硫含量不大于800g/g。 中國石化股份有限公司石油化工科學(xué)研究院近年來通過對催化裂化反應(yīng)機(jī)理的分析和中小型試驗(yàn)研究，開發(fā)出催化裂化多產(chǎn)異構(gòu)烷烴(Maximizing-Iso-Paraffins，簡稱MIP)工藝技術(shù)。該工

33、藝采用新型提升管反應(yīng)器和適宜的工藝條件，通過在不同的反應(yīng)區(qū)實(shí)現(xiàn)裂化、氫轉(zhuǎn)移和異構(gòu)化反應(yīng)，達(dá)到降低汽油烯烴含量、提高異構(gòu)烷烴含量的目的。在降低催化裂化汽油烯烴含量的同時(shí)，其研究法辛烷值(RON)基本不變或略有降低，馬達(dá)法辛烷值(MON)有所提高，抗爆指數(shù)基本不變，汽油的安定性得到改善。2、MIP工藝技術(shù)原理整個(gè)催化過程中，裂化反應(yīng)是最重要的首位反應(yīng)。無論是烷烴、環(huán)烷烴還是芳烴都是以C-C鍵斷裂為最基本的一次反應(yīng)并生成烯烴，然后在此基礎(chǔ)上發(fā)生各種二次反應(yīng)；較重要的二次反應(yīng)有：烯烴的裂化、環(huán)化、異構(gòu)化、氫轉(zhuǎn)移和疊合、環(huán)烷烴脫氫、芳烴縮合、烷基轉(zhuǎn)移和烷基化等。除少數(shù)二次反應(yīng)(環(huán)烷烴脫氫、芳烴縮合和烷基

34、轉(zhuǎn)移)外，上述的二次反應(yīng)都是通過烯烴或烯烴參與而進(jìn)行的，這樣，正碳離子是催化裂化一次反應(yīng)的中間體，而由一次反應(yīng)產(chǎn)生的烯烴，則基本上成為二次反應(yīng)的中間體。涉及到生成異構(gòu)烷烴和芳烴的二次反應(yīng)有異構(gòu)化、氫轉(zhuǎn)移和烷基化，這些二次反應(yīng)都與烯烴有關(guān)，烯烴是生成異構(gòu)烷烴和芳烴的前身物。由于裂化是吸熱反應(yīng)，而氫轉(zhuǎn)移、異構(gòu)化和烷基化是放熱反應(yīng)，隨著反應(yīng)溫度增加，對裂化反應(yīng)是有利的，而對氫轉(zhuǎn)移、異構(gòu)化和烷基化反應(yīng)是不利的。從反應(yīng)平衡常數(shù)來看，高溫對裂化反應(yīng)有利，但對氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)不利；異構(gòu)化反應(yīng)由于其平衡常數(shù)較大，受熱力學(xué)影響較大，降低反應(yīng)溫度對異構(gòu)化反應(yīng)更有利；烷基化反應(yīng)在高溫下(527)幾乎不能有效地進(jìn)行，因此，

35、低反應(yīng)溫度對生成異構(gòu)烷烴有利，由于單異構(gòu)烷烴的前身物烯烴則需要高溫裂化才能得到，這與烯烴異構(gòu)化反應(yīng)所需低反應(yīng)溫度相矛盾。化解有利于烯烴生成的一次高溫裂化反應(yīng)，和烯烴在二次反應(yīng)中能夠有利于生成異構(gòu)烷烴之間矛盾是該工藝的關(guān)鍵。由于生成異構(gòu)烷烴的前身物烯烴是串聯(lián)反應(yīng)的中間體，故可以將烯烴的生成和反應(yīng)分為兩個(gè)部分，如圖所示：為了達(dá)到生成異構(gòu)烷烴和芳烴，將上圖分為兩個(gè)部分，以烯烴為結(jié)合點(diǎn)，生成烯烴為第一反應(yīng)區(qū)，烯烴轉(zhuǎn)化反應(yīng)為第二反應(yīng)區(qū)。第一反應(yīng)區(qū)主要作用是，烴類混合物快速和較徹底地裂化生成烯烴，故此區(qū)操作方式類似目前催化裂化方式，即高溫、短接觸時(shí)間和高劑油比，最好該區(qū)反應(yīng)苛刻度高于目前催化裂化的反應(yīng)苛刻

36、度，這樣可以達(dá)到在短時(shí)間內(nèi)較重的原料油裂化生成烯烴，而烯烴還沒有時(shí)間進(jìn)一步裂化，保留較大分子的烯烴，同時(shí)高反應(yīng)苛刻度可以減少汽油組成中的低辛烷值組分(正構(gòu)烷烴和環(huán)烷烴)，對提高汽油的辛烷值非常有利；由于烯烴生成異構(gòu)烷烴既有平行反應(yīng)又有串聯(lián)反應(yīng)，且反應(yīng)溫度低對其生成有利，故此區(qū)操作方式不同于目前催化裂化操作方式，即低反應(yīng)溫度和長反應(yīng)時(shí)間，第二反應(yīng)區(qū)主要作用是促使烯烴反應(yīng)有利于生成異構(gòu)烷烴和芳烴。現(xiàn)有的提升管反應(yīng)器采用高溫高強(qiáng)度短接觸時(shí)間，使裂化反應(yīng)充分進(jìn)行，有利于保留汽油中的烯烴，提高辛烷值。若將現(xiàn)有的提升管反應(yīng)器分成兩個(gè)反應(yīng)區(qū)，在第一個(gè)反應(yīng)器中，仍采用高溫、短接觸時(shí)間和高劑油比，滿足裂化反應(yīng)，

37、保證一定的轉(zhuǎn)化率，在較短的停留時(shí)間后進(jìn)入擴(kuò)徑的第二反應(yīng)區(qū)下部；在第二反應(yīng)區(qū)內(nèi)，通過冷卻介質(zhì)，控制較低的反應(yīng)溫度和較長的停留時(shí)間，促進(jìn)氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)和異構(gòu)化反應(yīng)，使汽油中的烯烴含量降低，異構(gòu)烷烴和芳烴含量增加。MIP兩段反應(yīng)新型提升管技術(shù)突破了現(xiàn)有的催化裂化工藝對氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)的限制，實(shí)現(xiàn)了可控性和選擇性地進(jìn)行裂化反應(yīng)、氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)和異構(gòu)化反應(yīng)以達(dá)到降低汽油烯烴含量的目的。四、分離原理1、精餾基本原理：精餾原理：一種相平衡分離過程，其重要的理論基礎(chǔ)是汽-液相平衡原理，即拉烏爾定律。PA=PAOXA ； PB=PBOXB=PBO（1-XA）式中：PA、PB溶液上方組份A及B的飽和蒸汽壓。PAO、PBO純組份

38、A及B的飽和蒸汽壓。XA、XB溶液中組份A及B的摩爾分率。此定律表示在一定溫度下，對于那些性質(zhì)相似，分子大小又相近的組份（如甲醇、乙醇）所組成的理想溶液中，溶液上方蒸汽中任意組份的分壓，等于此純組份在該溫度下的飽和蒸汽壓乘以它在溶液中的摩爾分率。精餾過程是在裝有很多塔盤的精餾塔內(nèi)進(jìn)行的。塔底吹入水蒸汽，塔頂有回流。經(jīng)加熱爐加熱的原料以汽液混合物的狀態(tài)進(jìn)人精餾塔的汽化段，經(jīng)一次汽化，使汽液分開。未汽化的重油流向塔底，通過提餾進(jìn)一步蒸出其中所含的輕組份。從汽化段上升的油汽與下降的液體回流在塔盤上充分接觸，汽相部分中較重的組份冷凝，液相部分中較輕的組份汽化。因此，油汽中易揮發(fā)組份的含量將因液體的部分

39、汽化，使液相中易揮發(fā)組份向汽相擴(kuò)散而增多；油汽中難揮發(fā)組份的含量因汽體的部分冷凝，使汽相中難揮發(fā)組份向液相擴(kuò)散而增多。這樣，同一層板上互相接觸的汽液兩相就趨向平衡。它們之間的關(guān)系統(tǒng)可用拉烏爾定律說明。通過多次這樣的質(zhì)量、熱量交換，就能達(dá)到精餾目的。以下就是一層塔盤上汽-液交換的詳細(xì)過程。如圖所示，當(dāng)油汽（V）上升至n層塔盤時(shí)，與從（n+1）層塔盤下來的回流液體（L）相遇，由于上升的油汽溫度高，下流的回流溫度較低，因此高溫的油汽與低溫的回流接觸時(shí)放熱，使其中高沸點(diǎn)組份冷凝。同時(shí)，低溫的回流吸熱，并使其中的低沸點(diǎn)組份汽化。這樣，油汽中被冷凝的高沸點(diǎn)組份和未被汽化的回流組成了新的回流（L）。從n層下

40、降為（n-1）層的回流中所含高沸點(diǎn)組份要比降至n層塔盤的回流中的高沸點(diǎn)組份含量多，而上升至（n+1）層塔盤的油汽中的低沸點(diǎn)組份含量要比上升至n層的油汽中低沸點(diǎn)組份含量多。同樣類似地離開（n+1）層塔盤的油汽，還要與（n+2）層下來的回流進(jìn)行熱量、質(zhì)量交換。原料在每一塊塔盤上就得到一次微量的分離。顯然，如果有極多個(gè)塔盤的話，使原料能分離出純度很高的產(chǎn)品。一個(gè)完整的精餾塔一般包括三部分：上段為精餾段，中段為汽化段（或進(jìn)料段），下段為提餾段。催化裂化裂化裝置穩(wěn)定塔即屬典型的精餾塔，而分餾塔為全氣相塔底進(jìn)料，僅設(shè)精餾段。2、吸收解吸基本原理在吸收過程中，相際傳質(zhì)是由三個(gè)步驟串聯(lián)組成：（1）溶質(zhì)由氣相主

41、體傳遞到氣、液相界面，即氣相與界面間的對流傳質(zhì)；（2）溶質(zhì)在相界面上的溶解，進(jìn)入液相；（3）溶質(zhì)由界面?zhèn)鬟f到液相主體，即界面與液相間的對流傳質(zhì)。對于吸收過程的機(jī)理，一般用雙膜理論進(jìn)行解釋，雙膜理論的基本論點(diǎn)如下：（1）相接觸的氣、液兩相液體間存在著穩(wěn)定的相界面，界面兩側(cè)各有一很薄的有效層流膜層，溶質(zhì)以分子擴(kuò)散方式通過此兩膜層；（2）界面上的氣、液兩相呈；（3）在膜層以外的氣、液兩相主體區(qū)無傳質(zhì)阻力，即濃度梯度（或分壓梯度）為零。雙膜理論把整個(gè)相際傳質(zhì)過程簡化為溶質(zhì)通過兩層有效膜的分子擴(kuò)散過程，把復(fù)雜的相際傳質(zhì)過程大為簡化。該理論可用于具有固定相界面的系統(tǒng)及流速不高的兩相流體間的傳質(zhì)過程。催化吸

42、收塔的吸收過程屬于物理吸收，是利用氣體混合物中各組分在液體吸收劑中的溶解度不同，而將氣體混合物中溶解度大的組分被部分吸收溶解于吸收溶劑中而得到分離。該吸收過程的吸收的推動(dòng)力是該組分在氣相的分壓與組分在液相中的分壓之差，此差值在達(dá)到平衡狀態(tài)時(shí)為零，傳質(zhì)的方向取決于氣相中組分的分壓是大于還是小于溶液中的平衡分壓。由于提高操作壓力有得于提高溶質(zhì)的氣相分壓，而降低溫度則可降低液相溶劑中溶劑組份的平衡分壓，因此，提高壓力和降低操作溫度，有利于提供吸收推動(dòng)力，也即有利于吸收過程的進(jìn)行。解吸是吸收的逆過程，其主要目的是使吸收液中的部分氣體溶質(zhì)釋放出來，達(dá)到溶質(zhì)的分離。催化解吸過程由于受工藝流程設(shè)置限制，采用

43、提高溶液溫度的方法，來促進(jìn)吸收逆過程。通過提高溶液溫度來提高溶液中溶質(zhì)組份的平衡分壓，使溶液的溶質(zhì)平衡分壓大于氣相中溶質(zhì)組份分壓（主要為C2及以下組份），實(shí)現(xiàn)溶質(zhì)組份的分離。第三節(jié) 工藝流程說明2.2.1反-再系統(tǒng)260 左右混合原料油(包括回?zé)捰?與來自再生器的再生催化劑接觸立即汽化并進(jìn)行反應(yīng)，回?zé)捰蜐{由油漿噴嘴注入，產(chǎn)生的反應(yīng)油氣攜帶催化劑通過提升管向上流動(dòng)，經(jīng)過第一反應(yīng)區(qū)、第二反應(yīng)區(qū)后，在提升管出口通過陜速分離設(shè)施使催化劑與油氣分離，分離出的待生催化劑經(jīng)過預(yù)汽提后，一部分經(jīng)待生斜管進(jìn)原沉降器汽提段；另一部分經(jīng)新增的補(bǔ)充待生循環(huán)管進(jìn)提升管第二反應(yīng)區(qū)下部，以調(diào)節(jié)第二反應(yīng)區(qū)的催化劑藏量(也可以

44、在第二反應(yīng)區(qū)的下部注入由本裝置內(nèi)粗汽油泵來的40左右的粗汽油餾分以降低第二反應(yīng)區(qū)的反應(yīng)溫度)。油氣及夾帶的催化劑進(jìn)沉降器經(jīng)3組單級旋風(fēng)分離器分離，分離出來的油氣通過油氣集氣室去分餾塔，回收下來的催化劑經(jīng)料腿流入汽提段，在汽提段底部送入水蒸汽，使沉積有焦炭并吸附一定量油氣的催化劑與蒸汽逆流接觸，除去催化劑所吸附的油氣，汽提后的催化劑通過待生滑閥進(jìn)入燒焦罐。燒焦罐在比較緩和的條件下進(jìn)行操作，部分燃燒，操作壓力為020-023MPa(g)，溫度為660-690，燒掉焦中大部分氫及部分碳，燒碳的多少可視進(jìn)料輕重不同而異，以便獲得靈活的操作條件，由于有水蒸汽存在，燒焦罐溫度要相應(yīng)控制低一些，以便將催化劑

45、水熱失活控制在最小程度。從燒焦罐出來的半再生催化劑，經(jīng)稀相管進(jìn)入二再并均勻分布，二再在018-020MPa(g)壓力、700左右的條件下操作，催化劑上剩余的碳用過量的氧氣全部生成CO2，由于在燒焦罐中燒掉大部分氫從而降低了二再中水蒸氣的分壓，使二再可以在700左右的溫度下操作，不會(huì)造成催化劑的水熱失活。為使再生器燒焦過程生成的CO盡量多地轉(zhuǎn)化為CO2，再生器要按需要加入CO助燃劑，以使CO完個(gè)燃燒，提高熱能利用率并保證消除尾燃現(xiàn)象。熱的再生催化劑從二再流出來進(jìn)入再生斜管，經(jīng)再生滑閥進(jìn)入提升管底部，實(shí)現(xiàn)催化劑的連續(xù)循環(huán)。2.2.2分餾系統(tǒng)反應(yīng)器頂部來的反應(yīng)油氣經(jīng)大油氣管線進(jìn)入主分餾塔下部，然后向

46、上經(jīng)過人字擋板與來自擋板上的循環(huán)油漿逆流接觸，循環(huán)油漿把反應(yīng)油氣中攜帶的催化劑粉塵洗滌下來，并使油氣脫過熱到350左右后向上通過塔盤分餾。塔底油漿用油漿泵抽出后，分為三路：第一路先經(jīng)油漿與原料油換熱；再經(jīng)油漿蒸汽發(fā)生器換熱產(chǎn)生中壓飽和蒸汽后返回分餾塔作為回流；第二路作為回?zé)捰蜐{進(jìn)入提升管反應(yīng)器；第三路可經(jīng)油漿過濾器后送至常減壓車間作為減壓塔進(jìn)料或直接甩至油品罐區(qū)?；?zé)捰妥缘?層塔盤抽出，自流到回?zé)捰凸蓿ㄈ?007），經(jīng)泵2008抽出，分兩路：一部分作為內(nèi)回流直接返分餾塔第二層塔盤；另一部分與原料混合后進(jìn)入提升管反應(yīng)器。二中循環(huán)油經(jīng)泵2007從分餾塔第4層塔盤抽出，送到吸收穩(wěn)定系統(tǒng)給穩(wěn)定塔（塔2

47、007）重沸器（換2009）作熱源，然后經(jīng)換2004后返回第七層塔盤。一中循環(huán)油經(jīng)泵2004從分餾塔第17層塔盤抽出，送到吸收穩(wěn)定系統(tǒng)給解析塔（塔2005/2）重沸器作熱源，然后經(jīng)換2001和冷2006后經(jīng)三通閥調(diào)節(jié)油溫后返回分餾塔第20層塔盤。輕柴油餾分自分餾塔第20層抽出，自流進(jìn)入柴油汽提塔，與塔底通入的汽提蒸汽逆流接觸，以汽提柴油中的輕餾分。汽提后的輕柴油經(jīng)泵2005抽出，經(jīng)換2002、冷2004、冷2007換熱冷卻后大部分作為產(chǎn)品出裝置，小部分進(jìn)到封油罐（容2011）作沖洗油、泵用封油、再生器燃燒油及輔助燃燒室的燃料（開工用）；還有一部分輕柴油送去再吸收塔作再吸收劑。當(dāng)一中回流量不足時(shí)

48、，輕柴油還可以補(bǔ)充一中回流。分餾塔頂循環(huán)回流用泵2003從分餾塔第28層塔盤抽出，經(jīng)換2015與柴油換熱后去給體分餾裝置作熱源、氣分回來進(jìn)換2005加熱熱媒水之后進(jìn)空冷器冷2003和水冷器冷2017冷卻后，返回分餾塔塔頂?shù)?2層塔盤。從分餾塔頂出來的油氣經(jīng)換-13與熱媒水換熱后進(jìn)空冷器（冷2001）冷凝冷卻后，再經(jīng)水冷卻器（冷2002）進(jìn)入油氣水分離器（容2008），分離出的富氣進(jìn)氣體壓縮機(jī)，粗汽油經(jīng)泵2002打到吸收塔（塔2005/1）上部作吸收劑（也可以部分作為終止劑回提升管反應(yīng)器上部或在MGD工藝中作為提升管下部的汽油噴嘴進(jìn)料進(jìn)行選擇性裂化），分離出的污水作為洗滌水。2.2.3穩(wěn)定系統(tǒng)容

49、2008分離出的富氣，經(jīng)富氣壓縮機(jī)壓縮后，再經(jīng)冷2010及冷2011冷卻后送到容2015，容2015頂?shù)膲嚎s富氣進(jìn)吸收塔（塔2005/1）下部。容2015底的凝縮油用泵2011抽出分兩股：一股經(jīng)換2011換熱后送往解析塔（塔2005/2）中部，另一股不經(jīng)換熱直接打入解析塔頂部，解析塔的底部設(shè)有重沸器換2008供熱解析，脫出C2后的脫乙烷汽油用泵2016抽出經(jīng)與穩(wěn)定汽油換熱后作為穩(wěn)定塔進(jìn)料送到穩(wěn)定塔中部，解析塔頂?shù)臍怏w分別返回至冷2010前后，容2008的粗汽油用泵2002抽出送到塔2005/1頂部（另有部分穩(wěn)定汽油作為補(bǔ)充吸收劑打到吸收塔頂部）作為吸收劑，將富氣中的C3、C4組分吸收出來。吸收

50、塔設(shè)有兩個(gè)中段回流取熱，吸收塔底液相返回冷2010后，頂部的貧氣去再吸收塔（塔2006）下部，與再吸收塔內(nèi)的貧吸收油（輕柴油）逆流接觸，貧吸收油吸收了貧氣中的C3、C4及輕汽油組分后，富吸收油被送到主分餾塔（塔2003）的第23層，被吸收了輕汽油組分的貧氣從塔2006頂流出送至瓦斯管網(wǎng)。穩(wěn)定塔（塔2007）底部設(shè)有重沸器（換2009）加熱。塔頂出來的液態(tài)烴組分經(jīng)冷2014、冷2015冷凝冷卻后進(jìn)容2016，進(jìn)行分離，容2016頂部氣態(tài)烴進(jìn)干氣管網(wǎng)。底部脫水后的液態(tài)烴用泵2017抽出一部分給塔2007做頂回流，一部分送到堿洗后出裝置（或直接送氣分裝置），塔2007底的穩(wěn)定汽油，經(jīng)換2007，換2011，換-16，冷2016換熱冷卻后一小部分用泵2012打到塔2005/1，做補(bǔ)充吸收劑外，大部分靠自壓出裝置到精制堿洗。分餾塔頂油氣（112）自塔頂流出進(jìn)入分頂油氣熱媒水換熱器，溫度降至83左右后由干式空冷器及后冷器冷卻到40進(jìn)入油氣分離器進(jìn)行油氣分離。加熱后的熱媒水去氣分給脫乙烷塔和脫丙烯塔作熱源。分餾頂循環(huán)油經(jīng)過與柴油換熱加熱到135，送至氣分裝置給脫丙烷塔底重沸器供熱，溫度降至115左右返回催化裝置。第四節(jié) 物料平衡一、裝置設(shè)計(jì)（2002年）物料平衡序