催化裂化操作規(guī)程

壽光市魯清防水建材XX

重油催化裂化裝置操作規(guī)程第一章裝置生產(chǎn)任務和概況我公司重油催化裂化裝置是重質(zhì)油加工的主要裝置，以混合蠟油摻煉部分常壓渣油為原料，使用分子篩催化劑，生產(chǎn)高辛烷值汽油、輕柴油和液化氣等。工程設計采用國內(nèi)開發(fā)的先進可靠的工藝技術，成熟可靠的新設備、新材料等，裝置技術先進，經(jīng)濟合理。采用集散控制系統(tǒng)（DCS），提高自動控制水平。設備及儀表立足國內(nèi)，盡量采用“清潔工藝”減少環(huán)境污染，嚴格遵循環(huán)保、安全衛(wèi)生等有關規(guī)定，確保裝置安全生產(chǎn)。充分吸收國內(nèi)生產(chǎn)裝置長期實踐積累的有利于長周期運轉(zhuǎn)，降低能耗以及簡化操作等方面經(jīng)驗，確保裝置投產(chǎn)后高水平，安、穩(wěn)、長、滿、優(yōu)生產(chǎn)。1裝置概況裝置為新建催化裂化裝置。設計公稱能力為50X104T/a，實際可達60X104T/a，LPG收率為12?22%（w）。裝置物料平衡按年開工時數(shù)8000小時計算。設計采用的原料油為勝利蠟油、海洋油、遼河油、XX油等，并摻煉20%常渣。生產(chǎn)方案采用多產(chǎn)液化石油氣（尤其是丙烯）和高辛烷值汽油或汽油降烯烴的MIP工藝，也可根據(jù)實際情況調(diào)整操作。采用RAG系列、COR系列催化劑為主，同時采用金屬鈍化劑、CO助燃劑、油漿阻垢劑、高效脫硫劑、中和緩蝕劑等。本裝置包括反應一再生部分、分餾部分、吸收穩(wěn)定部分、離心式主風機部分、余熱鍋爐及產(chǎn)汽部分、氣壓機部分、產(chǎn)品精制部分、酸性水汽提部分。本裝置為重油催化裂化裝置，根據(jù)重油的催化裂化特點，裝置的原料性質(zhì)及產(chǎn)品方案等因素，選擇合適的重油催化裂化的催化劑和相應的工藝技術。以常壓渣油為原料，在較高的反應溫度、較深的反應深度、較低的油氣分壓、較高的劑油比，并在添加了擇型分子篩的專用催化劑的作用下進行催化裂解反應，生產(chǎn)較多的丙烯及高辛烷值汽油。目的產(chǎn)品產(chǎn)率高：該工藝技術的高價值產(chǎn)品：汽油、液化石油氣、三碳烯烴、四碳烯烴產(chǎn)率高。產(chǎn)品質(zhì)量好：該工藝在多產(chǎn)液化石油氣和汽油的情況下，液化氣富含烯烴且汽油質(zhì)量好。汽油辛烷值RONC高達90以上，誘導期長，安定性好。輕柴油產(chǎn)率較低，其十六烷值與FCC柴油十六烷值基本相當。靈活的工藝條件和操作方式：反應溫度510?540°C，劑油比8?10，可以單程、重油回煉操作。通過調(diào)整工藝操作條件可靈活地實現(xiàn)產(chǎn)品方案轉(zhuǎn)化。兩器采用的是同軸式結(jié)構(gòu)兩器型式采用沉降器在上、再生器在下的同軸式結(jié)構(gòu)。此布置型式允許的兩器差壓大，很好的兼顧了反應和再生對操作壓力的不同要求。另外，同軸布置具有結(jié)構(gòu)簡單、操作控制靈活方便、壓力平衡適應X圍大、抗事故干擾，尤其是抗催化劑倒流能力強、占地面積小等優(yōu)點。反應部分工藝技術方案和特點1.8.2.1設置預提升段，提升介質(zhì)為自產(chǎn)干氣或蒸汽。目的在于催化劑整流，使催化劑和油氣保持均勻接觸形成活塞流。采用MIP(即FCCProcessForMaximizingIso-Paraffins，簡稱MIP)X藝提升管。在提升管上段設置第二反應區(qū)，采用催化劑自回流降烯烴技術，降烯烴可達15個百分點以上，且收率不降低。MIPZ藝技術主要有以下特點:采用新型串聯(lián)提升管反應器，反應器分為兩個反應區(qū)。第一反應區(qū)中，仍采用高溫、短接觸時間和高劑油比,滿足裂化反應，裂解較重的原料油并生成較多的烯烴，保證一定的轉(zhuǎn)化率，第一反應區(qū)以一次裂化反應為主，反應油氣和催化劑經(jīng)較短的停留時間(1?1.3s)后進入擴徑的第二反應區(qū)，在第二反應區(qū)內(nèi),通過向第一反應區(qū)出口打入急冷汽油、急冷水等冷卻介質(zhì)，控制較低的反應溫度和較長的停留時間，降低油氣和催化劑的流速及該區(qū)的反應溫度，以抑制二次裂化反應，促進氫轉(zhuǎn)移反應和異構(gòu)化反應，使汽油中的烯烴含量降低，異構(gòu)烷烴和芳烴含量增加，從而達到新的汽油質(zhì)量標準。.3采用CS型高效霧化噴嘴。改善霧化效果，提高輕質(zhì)油收率，減少干氣及焦炭產(chǎn)率。.4提升管中上部設有注反應終止劑措施。以抑制氫轉(zhuǎn)移等二次反應及減少熱裂化反應，增加操作的靈活性和適應性。.5提升管出口快分技術。提升管出口采用粗旋加單旋并采用近似直聯(lián)技術，使催化劑與反應油氣迅速分離，力求減少油氣在高溫區(qū)的停留時間和與催化劑的接觸時間，從而減少干氣產(chǎn)生。.6采用兩段汽提。在沉降器汽提段上錐段設置了溢流斗，與粗旋料腿相對應。粗旋料腿內(nèi)待生催化劑流至溢流斗底部，底部有過熱蒸汽通入，兼有汽提和流化的功能。溢流斗內(nèi)空間不大，藏量增加有限。改善汽提效果是降低焦炭產(chǎn)生率的一個重要手段，對降低再生器的燒焦負荷和減輕催化劑水熱失活有很大好處。采用兩段汽提，以改善汽提蒸汽與待生催化劑的接觸，同時設計采用較長的催化劑停留時間和較高的汽提溫度，均有助于提高汽提效果。采用上述措施使得催化劑在從進入提升管反應器至離開沉降器汽提段的整個過程中均處于優(yōu)化狀態(tài)。通過預提升段盡可能地使催化劑流動均勻。采用高效霧化噴嘴使催化劑與良好霧化并均勻分布的原料油霧滴接觸，達到瞬間汽化、反應的目的。使用快分和油氣快速導出技術減少過裂化反應，使反應油氣在高溫區(qū)的停留時間盡可能縮短。加之完善的汽提設施，從而達到提高輕質(zhì)油收率，降低干氣、焦炭產(chǎn)率之目的。再生部分工藝技術和特點.1本裝置采用的是單段再生，催化劑定碳V0.1%。.2采用CO助燃劑的完全再生技術。節(jié)省能耗情況下盡可能降低再生催化劑含炭量，提高燒焦效果，有效防止二次燃燒和尾燃。.3采用較高的再生溫度，再生溫度的提高可大大提高焦炭的燃燒速度，本裝置在避免水熱失活的前提下，盡量提高再生溫度，設計再生密相溫度為690°C。.4采用逆流再生。通過待生套筒使待生催化劑進入密相床上部，催化劑向下流動與主風形成氣固逆流燒焦，使高含氧的氣體和低含碳的催化劑相遇，而低含氧的氣體與高含碳的催化劑接觸，整個燒焦過程化學動力學速度比較均勻，有利于提高總的燒焦強度，降低總藏量;在待生套筒出口配制待生催化劑分配器，使待生催化劑均勻分布于再生密相床上部，為形成單段逆流高效再生提供基本保證。.5采用高床層再生及較高的密相線速。本裝置采用一/s的密相床層線速，以提高燒焦的氧傳遞速度從而達到提高燒焦強度的目的。.6采用改進的主風分布管。以改善流化質(zhì)量并降低主風分布管磨損。主風分布的好壞直接影響再生器的流化質(zhì)量，從而影響到燒焦效果。單段再生的再生器直徑較大，因此，主風分布的好壞尤為重要。為改善流化質(zhì)量，采用改進的主風分布管。主風分布管設計時還考慮了長周期操作的要求。.7采用氣控外循環(huán)式外取熱器。裝置設計生焦率在9%，再生器熱量過剩，因此設置了一臺氣控外循環(huán)式外取熱器，它結(jié)構(gòu)簡單、操作方便、調(diào)節(jié)靈活、運行可靠。外取熱器取熱管采用肋片管，傳熱系數(shù)高、設備結(jié)構(gòu)緊湊、抗事故能力強。外取熱水系統(tǒng)采用自然循環(huán)方式，節(jié)省動力，運行可靠。外取熱器發(fā)生3.8MPa的中壓飽和蒸汽。另外，再生器內(nèi)還設置了內(nèi)取熱器(三組蒸發(fā)取熱管)，與外取熱器一同發(fā)生3.8MPa的中壓飽和蒸汽。.8采用高效PV型旋風分離器。此旋分器特點為分離效率高，結(jié)構(gòu)簡單，操作彈性大。.9單、雙動滑閥、塞閥均采用電液執(zhí)行機構(gòu)和冷壁式閥體結(jié)構(gòu)。合理可靠的主風系統(tǒng)。.1本裝置再生器采用單段完全再生方式，設置一臺離心式主風機為再生器供風，一臺離心式主風機作備機。機組方案及特點.1主風機：離心式主風機+電動機+煙機三機組配置，為再生器和增壓機提供主風。增壓機采用增壓機十電機二機組配置，一開一備，該機為外取熱器流化環(huán)、外取熱器返回管和待生套筒供風。.2氣壓機采用氣壓機+中壓背壓式透平機二機組組成。工藝流程特點.1有針對性的采用新型冷換設備。分餾塔頂油氣冷卻系統(tǒng)采用表面蒸發(fā)式空氣冷卻器，氣壓機二級出口冷卻器、穩(wěn)定塔頂冷卻器、穩(wěn)定汽油冷卻器也采用表面蒸發(fā)式空氣冷卻器，不但節(jié)省了水冷器、降低了循環(huán)水系統(tǒng)的負荷，而且減小了系統(tǒng)壓降，降低氣壓機的功率消耗，有利于分餾和吸收穩(wěn)定系統(tǒng)操作。.2產(chǎn)汽系統(tǒng)和余熱鍋爐產(chǎn)汽系統(tǒng)是為回收裝置再生器內(nèi)余熱及工藝物流中高溫位余熱而設置的。循環(huán)油漿及再生器內(nèi)催化劑溫位較高，組成一個中壓產(chǎn)汽系統(tǒng)，可發(fā)生中壓飽和蒸汽(255C，4.22MPa)。余熱鍋爐系統(tǒng)回收再生煙氣的物理顯熱，產(chǎn)生中壓飽和蒸汽，并過熱產(chǎn)汽系統(tǒng)及余熱鍋爐系統(tǒng)所產(chǎn)生的所有飽和蒸汽至450C、3.82MPa。設置一臺余熱鍋爐回收再生煙氣余熱，其中煙氣高溫段過熱中壓飽和蒸汽，中溫段產(chǎn)生中壓飽和蒸汽，低溫段預熱裝置及余熱鍋爐本體產(chǎn)汽用的除氧水。.3機泵選用高效率的AY泵。汽油采用固定床式無堿脫臭工藝。采用預堿洗脫硫化氫及催化氧化法固定床無堿脫硫醇工藝，汽油、空氣和活化劑在靜態(tài)混合器中充分混合后進入固定床反應器，進行脫硫醇反應，生成的二硫化物溶解在汽油中，活化劑有利于將高分子硫醇氧化為二硫化物，從而確保汽油產(chǎn)品合格。1.8.6.5液化石油氣、干氣脫硫采用二乙醇胺（DEA）溶劑脫硫工藝。1.8.6.6液化石油氣采用催化劑堿液循環(huán)脫硫醇工藝。.7柴油采用RS劑精制工藝。1.8.6.8裝置產(chǎn)生的酸性水采用蒸汽汽提工藝，脫去其中的HS氣體后達標排放。21.9主要產(chǎn)品及其組成液態(tài)烴：主要有C、C組分組成。汽油：主要有C妃C的4各種烴類組分組成。柴油：主要有廠?C：的各種烴類組分組成。1.10產(chǎn)品的用途11 20液態(tài)烴：主要用作化工原料和民用燃料。汽油：主要用途是作為以點燃式發(fā)動機為動力的各種機車燃料。柴油：主要用作壓燃式發(fā)動機的燃料。還有副產(chǎn)品干氣、焦炭作為裝置本身熱源及爐用燃料。主要自動控制方案簡介反應溫度（TIC2232）1） 原料預熱溫度控制原料預熱溫度控制即提升管進料（主要是混合原料油）的溫度控制是通過改變原料油與油漿的換熱量來實現(xiàn)的。2） 提升管反應溫度（TICSA2101）反應溫度是影響催化裂解裝置產(chǎn)率及產(chǎn)品分布的關鍵參數(shù)之一，它受許多工藝參數(shù)和制約條件的影響。催化裂解反應是吸熱反應，所需熱量直接由再生器燒焦的燃燒熱（主要的）和進料攜帶的熱量（次要的）提供，在其它因素相對不變的條件下，反應溫度在一定X圍內(nèi)可以通過再生催化劑的循環(huán)量來控制。提升管反應器出口溫度是通過調(diào)節(jié)再生滑閥的開度控制再生催化劑的循環(huán)量實現(xiàn)的，為提高裝置的安全可靠性和操作靈活性，在控制回路中設置再生滑閥差壓保護回路。提升管反應器出口溫度調(diào)節(jié)器（反作用）與再生滑閥壓降調(diào)節(jié)器（正作用）組成超弛控制系統(tǒng)，以實現(xiàn)再生滑閥的低壓差軟限保護，防止催化劑倒流。正常工況時，再生滑閥壓降總是大于給定值（一般約為10KPa），再生滑閥由提升管反應器出口溫度調(diào)節(jié)器直接控制，再生滑閥壓降調(diào)節(jié)處于自動跟蹤狀態(tài)；在異常工況時，即當再生滑閥壓降調(diào)節(jié)器的輸出值去控制再生滑閥（此時提升管反應器出口溫度調(diào)節(jié)器那么處于自動跟蹤狀態(tài)），以維持再生滑閥有一定壓降，防止催化劑倒流，待再生滑閥壓降正常后，提升管反應器出口溫度調(diào)節(jié)器出口溫度調(diào)節(jié)器又投入控制。再生器、沉降器差壓（PdRCA2104）與再生器壓力控制（PRCA2101）為保證催化劑循環(huán)量和主風機的安全運行，采用再生器一沉降器差壓調(diào)節(jié)器（反作用）和再生器壓力調(diào)節(jié)器（反作用）組成自動選擇調(diào)節(jié)系統(tǒng)。當再生器與沉降器差壓在正常X圍內(nèi)時，再生器壓力調(diào)節(jié)器分程控制煙機入口高溫蝶閥和雙動滑閥，以維持再生器壓力的恒定；當反應壓力異常降低使再生器與沉降器的差壓正向超過安全給定值（70Kpa）時，自選調(diào)節(jié)系統(tǒng)的兩器差壓調(diào)節(jié)就無擾動地自動取代再生器壓力調(diào)節(jié)器進行控制，自動調(diào)低再生器壓力以維持兩器允許的X圍內(nèi)，此時，煙機入口蝶閥改為調(diào)節(jié)器控制。當再生器與沉降器差壓恢復到給定值X圍時，系統(tǒng)又無擾動地自動返回再生器壓力控制煙機入口高溫蝶閥和煙氣雙動滑閥。當反應壓力異常升高再生器與沉降器的差壓反向超過安全給定值（-10Kpa）時，自動選擇調(diào)節(jié)系統(tǒng)是無能為力的，當再生器與沉降器差壓繼續(xù)降低可通過ESD實行裝置停車。再生器壓力調(diào)節(jié)器同時與煙機轉(zhuǎn)速調(diào)節(jié)器組成超弛（低選）控制回路，實現(xiàn)煙機組轉(zhuǎn)速軟限保護。反應壓力控制1） 兩器烘器階段通過遙控設在沉降器頂?shù)姆趴臻y（HIC2102）控制沉降器壓力，其目的是控制兩器的升溫速度。2） 建立汽封至兩器流化試驗階段用分餾塔頂壓力控制分餾塔頂出口油氣管道上的蝶閥（PRC2201A）保證反應壓力平衡。3） 反應進油后至啟動富氣壓縮機前采用分餾塔頂壓力控制壓縮機入口放火炬小閥（細調(diào)）（PRC2201D），配以遙控壓縮機入口放火炬大閥（粗調(diào)），保證反應壓力平穩(wěn)。4） 富氣壓縮機正常運行后正常工況下，采用分餾頂壓力控制富氣壓縮機組的轉(zhuǎn)速（PRC2201C）保證反應壓力的平穩(wěn)，此時控制氣壓機出口循環(huán)線上的反喘振調(diào)節(jié)閥（PRC2201B）以免富氣壓機組喘振。5） 汽輪機調(diào)速器故障若汽輪機調(diào)速器故障，那么置調(diào)速器于固定位置，使機組處于恒速運行狀態(tài)，采用分餾塔頂壓力和富氣壓縮機組反喘振調(diào)節(jié)系統(tǒng)組成低選，控制氣壓機出口循環(huán)線的反喘振調(diào)節(jié)閥，同時投用控制放火炬小閥以保證反應壓力的平穩(wěn)。6） 富氣壓縮機入口壓力自動保護控制在上述兩種工況下，富氣壓縮機入口獨立設置一壓力自動保護控制回路，其輸出信號直接控制放火炬大閥，該調(diào)節(jié)器的給定值較正常操作壓力高10KPa，當壓縮機突然故障致使入口壓力急劇增高時，該調(diào)節(jié)器自動打開放火炬大閥，保證富氣壓縮機入口壓力和反應壓力不致過高。分餾塔底液位控制（LIC2201）分餾塔底液位可通過調(diào)節(jié)分餾塔底返塔油漿的溫度來進行控制。分餾塔底液位升高，表明分餾塔底溫度較低，油漿內(nèi)殘留過多未被汽化的輕組份；分餾塔底液過低，表明分餾塔底溫度太高，油漿內(nèi)的重組份也被汽化。因此，維持分餾塔底液位或溫度在一定X圍內(nèi)是極為重要的。影響分餾塔底溫度的主要因素有三個，艮即塔底反應油氣入口溫度、塔底汽提蒸汽和返塔油漿溫度（主要干擾因素）。分餾塔底液位控制可以采用三種方法。一是：用塔底液位調(diào)節(jié)器的輸出直接控制油漿蒸汽發(fā)生器兩臺偏心旋轉(zhuǎn)閥的開度；二是：用塔底油漿的溫度調(diào)節(jié)器輸出直接控制油漿蒸汽發(fā)生器兩臺偏心旋轉(zhuǎn)閥的開度；三是：用上返塔油漿的溫度調(diào)節(jié)器輸出直接控制油漿蒸汽發(fā)生器兩臺偏心旋轉(zhuǎn)閥的開度，保證返塔油漿溫度的相對穩(wěn)定，間接控制分餾塔底液位。以上三種方法可通過軟開關實現(xiàn)切換。分餾塔底液位測量采用雙法蘭變送器和內(nèi)浮球液位變送器兩種手段，兩臺變送器的輸出可切換用作塔底液位調(diào)節(jié)器的輸入。穩(wěn)定塔底溫度（TIC2331）以及穩(wěn)定塔頂回流罐液位（LIC2321）控制為保證液化氣和穩(wěn)定汽油質(zhì)量以及調(diào)整產(chǎn)品結(jié)構(gòu)，控制好塔頂溫度或液化中C、C。C的含量是非常重要的，當溫度升高或液化氣中重組分含量增加時首先關小出裝置液化氣的量，進而因穩(wěn)定塔頂回流罐液位升高，再通過液位控制開大回流量，來降低塔頂溫度或降低液化氣中重組分含量，反之亦然。2工藝流程簡述2.1反應一再生部分原料油由裝置外原料油儲罐進入本裝置原料油罐（V2201），經(jīng)原料油泵（P2201/A、B）升壓與輕柴油（E2211/A、B）、循環(huán)油漿（E2207）換熱，換熱后溫度至200°C左右，與回煉油混合后分四路經(jīng)原料油霧化噴嘴進入提升管反應器（R2101A），回煉油漿經(jīng)原料油噴嘴上方單獨的一組噴嘴進入提升管反應器，在此與高溫再生催化劑接觸并迅速升溫、汽化，催化劑沿提升管向上流動的同時，原料不斷進行反應，生成汽油、輕柴油、液化氣、干氣、中段油、回煉油、油漿等氣相產(chǎn)物，同時生成的焦炭覆蓋在催化劑表面，使其裂化活性、選擇性逐步降低，成為待生催化劑，反應油氣與待生催化劑經(jīng)提升管反應器出口粗旋迅速分離。進入沉降器（R2101）之后，夾帶有少量催化劑的油氣經(jīng)單級旋風分離器分離催化劑后，離開沉降器進入分餾塔（T2201）。為抑制氫轉(zhuǎn)移等二次反應和減少熱裂化反應，降低干氣、焦炭產(chǎn)率，提高輕質(zhì)油品收率，在提升管中上部（第一反應區(qū)出口）設置有常壓直餾汽油、自產(chǎn)粗汽油或除氧水作為反應終止劑的注入點，以增加操作靈活性和彈性。積炭的待生催化劑自粗旋料腿及沉降器單級旋風分離器料腿進入汽提段，在此與過熱蒸汽逆流接觸，以置換催化劑所攜帶的油氣，汽提后的催化劑經(jīng)待生立管、待生塞閥、待生立管套筒進入再生器（R2102）的密相床，在690C的再生溫度、富氧、CO助燃劑存在的條件下進行逆流完全再生，催化劑活性得到恢復后，經(jīng)再生立、斜管及再生滑閥進入提升管反應器底部，在予提升蒸汽（干氣）的提升下，完成催化劑加速、分散過程，然后與霧化原料接觸循環(huán)使用。再生過程的過剩熱量由內(nèi)取熱器取走恒定熱量后，仍然過剩的熱量由外取熱器（R2103）取走。再生器的部分催化劑由外取熱入口管進入外取熱器殼程，在流化風的作用下，呈密相向下流動在流經(jīng)翅片管束間降溫冷卻，冷卻后的催化劑經(jīng)外取熱器返回管由提升風提升返回再生器密相床層中部，外取熱器流化風、提升風由增壓機（B2103/A、B）提供。再生器燒焦所需的主風由主風機提供，主風自大氣進入主風機（B2101），升壓后經(jīng)主風管道、輔助燃燒室（F2101）及主風分布管進入再生器。再生煙氣經(jīng)四組二級旋風分離器分離催化劑后，經(jīng)三旋（CY2104）分兩支，一支進煙機回收系統(tǒng)，進入煙氣輪機（BE2101）膨脹作功以驅(qū)動主風機（B2101）；另一支經(jīng)雙動滑閥調(diào)節(jié)壓力后與煙機出口煙氣合并，進入余熱鍋爐回收煙氣的熱能，使煙氣溫度降至180C左右，最后經(jīng)煙囪排入大氣。當煙機停運時，主風由備用主風機（B2102）提供，此時再生煙氣經(jīng)三級旋風分離器分離催化劑后由雙動滑閥及降壓孔板（PRO2101）降壓后進入余熱鍋爐。開工用的催化劑由冷催化劑罐（V2101）或熱催化劑罐（V2102）用非凈化壓縮空氣輸送至再生器，正常補充催化劑可由催化劑小型加料線輸送至再生器。CO助燃劑由助燃劑加料斗（V2110）、助燃劑罐（V2111）用非凈化壓縮空氣經(jīng)小型加料管線輸送至再生器。生產(chǎn)所用的催化劑運進裝置，通過催化劑加料斗（V2104）送至冷催化劑罐（V2101），正常由小型加料線向再生器補充新鮮催化劑。停工時由大型卸料線卸出催化劑至熱催化罐。三級旋風分離器回收的催化劑，由三旋回收催化劑儲罐（V2112）用非凈化壓縮空氣間斷送至廢催化劑罐（V2103）。CO助燃劑由CO助燃劑加料斗（V2110）、助燃劑罐（V2109）用非凈化壓縮空氣經(jīng)小型加料線輸送進入再生器密相床。為防止原料中所含重金屬對催化劑造成污染，設置金屬鈍化劑加注系統(tǒng)。桶裝金屬鈍化劑先經(jīng)化學藥劑吸入泵(P2102/A、B))打進化學藥劑罐(V2105)，然后由化學藥劑注入泵(P2101/D、E)連續(xù)注入至提升管的進料管線上。2.2分餾部分由沉降器來的反應油氣進入分餾塔(T2201)底部，通過9層環(huán)盤型擋板與循環(huán)油漿逆流接觸，洗滌反應油氣中的催化劑并脫除過熱，使油氣呈飽和狀態(tài)進入分餾塔下部進行分餾。分餾塔頂油氣經(jīng)塔頂油氣-軟化水(循環(huán)水)換熱器(E2201/A、B)、塔頂油氣表面蒸發(fā)空冷器(E2202/A?D)冷卻至40°C以下，進入分餾塔頂油氣分離器(V2203)進行氣液相分離，分離出的粗汽油經(jīng)粗氣油泵(P2202/A、B)升壓后分兩路，一路作為反應中止劑打入提升管，另一路經(jīng)粗汽油冷卻器(E2210)作為吸收劑進入吸收塔(T2301)；富氣進入氣壓機(C2301)；酸性水自脫水包經(jīng)富氣水洗泵(P2208/A、B)一路打入氣壓機出口管線，另一路打入E2201/A、B之前的分餾塔頂油氣線。輕柴油自分餾塔第十三、十一層塔板自流至輕柴油汽提塔(T2202)，汽提后的柴油由輕柴泵(P2204/A、B)抽出，經(jīng)輕柴油-原料油換熱器(E2211/A、B)、輕柴油-富吸收油換熱器(E2212)及輕柴油冷卻器(E2213)，使輕柴油降至40C左右后，分為二路，一路作為產(chǎn)品出裝置；另一路經(jīng)柴油冷卻器(E2214)送至再吸收塔(T2303)作再吸收劑。分餾塔多余的熱量分別由頂循環(huán)回流、中段循環(huán)回流、油漿循環(huán)回流取走。頂循回流自T2201第四層塔盤抽出，用頂循泵(P2203/A、B)加壓，經(jīng)頂循環(huán)油-除鹽水(循環(huán)水)換熱器(E2203)、頂循水冷器(E2204)，溫度降至90C后返回T2201第一層。中段回流油自T2201第十七層抽出，用中段循環(huán)回流泵(P2205/A、B)升壓，經(jīng)循環(huán)油漿一分餾中段換熱器(E2206)、穩(wěn)定塔底重沸器(E2310)、解析塔底重沸器(E2309)、中段油冷卻器(E2205)冷卻后，溫度降至190C左右返回T2201第十二、十四層。油漿自T2201底抽出經(jīng)油漿泵(P2207/A、B)抽出后分二路，一路作為回煉油漿直接去提升管反應器；另一路經(jīng)循環(huán)油漿-中段油換熱器(E2206)、循環(huán)油漿-原料油換熱器(E2207)、油漿蒸汽發(fā)生器(E2208/A、B)，溫度降至280C左右，再分為三路，一路為油漿上返塔，一路為油漿下返塔，另一路為T2201底攪拌油漿。油槳冷卻水箱(E2209)備用，將外甩油漿降至90C送至裝置外。為防止油漿系統(tǒng)設備及管道結(jié)垢，設置油漿阻垢劑加注系統(tǒng)。桶裝阻垢劑先經(jīng)化學藥劑吸入泵(P2102/A、B)打進化學藥劑罐(V2105)，然后由化學藥劑注入泵(P2101/B、C)連續(xù)注入循環(huán)油漿泵(P2209A、8)入口管線。此外，回煉油自T2201第二十九層自流入回煉油罐(V2202)，再經(jīng)回煉油泵(P2206/A、B)加壓后分為二路，一路去提升管反應器回煉，另一路返T2201。2.3吸收穩(wěn)定部分從T2201頂油氣分離器(V2203)來的富氣進入氣壓機(C2301)進行壓縮。從V2203來的富氣進入氣壓機(C2301)一段進行壓縮，然后由氣壓機中間冷卻器(E2314)冷至40C，進入氣壓機中間分離器進行氣、液分離。分離出的富氣再進入氣壓機二段。二段出口壓力(絕)為1.6MPa。氣壓機二段出口富氣及富氣洗滌水與解吸塔(T2302)頂氣、吸收塔(T2301)底富吸收油混合后，進入壓縮富氣空冷器(E2301)，冷卻至40C以下進入氣壓機出口油氣分離器(V2302)進行氣、液分離。分離出的酸性水，自壓送至酸性水汽提部分；分離后的氣體進入吸收塔(T2301)，用粗汽油(進入第四層、十五層塔板)和穩(wěn)定汽油(進入第一層塔板)作吸收劑進行吸收，吸收過程放出的熱量由吸收塔一、二中段回流取走。T2301一中段回流由吸收塔第六層集油箱抽出經(jīng)T2301一中段回流泵(P2303/A、B)加壓，經(jīng)吸收塔一中段油冷卻器(E2302)降溫后返回T2301第七層；T2301二中段回流由吸收塔第二十三層集油箱抽出經(jīng)T2301二中段回流泵(P2304)加壓，經(jīng)吸收塔二中段油冷卻器(E2303)降溫后返回T2301第二十四層。貧氣至再吸收塔（T2303）可以用輕柴作吸收劑進一步吸收，干氣自T2303頂餾出送至干氣分液罐（S2301）至提升管反應器及產(chǎn)品精制部分。凝縮油由解吸塔（T2302）進料泵（P2301/A、B）從V2302抽出后進入T302第一層進料。解吸塔中段回流自十四層抽出自流進入解吸塔中段重沸器（E2305）加熱到112°C后返回第十五層。解吸塔底重沸器（E2309）由分餾中段循環(huán)油提供熱源，以解吸出凝縮油中C2組分。脫乙烷汽油由塔底流出由穩(wěn)定塔進料泵（P2305/A、B）加壓，經(jīng)穩(wěn)定塔進料換熱器（E2304）與穩(wěn)定汽油換熱后送至穩(wěn)定塔第十八、二十二、二十六層進行分餾，穩(wěn)定塔底重沸器（E2310）由分餾中段循環(huán)油供熱，液化氣經(jīng)T2304頂空冷器（E2308/A、B）冷至40C后進入穩(wěn)定塔頂回流罐（V2303）。液化氣經(jīng)穩(wěn)定塔頂回流泵（P2306/A、B）抽出后，一部分進入T2304頂作回流，其余作為產(chǎn)品送至產(chǎn)品精制。穩(wěn)定汽油從T2304底流出，經(jīng)T2304進料換熱器（E2304）、解吸塔中段重沸器（E2305），分別與脫乙烷汽油、解吸中段油換熱后再經(jīng)穩(wěn)汽表面蒸發(fā)空冷器（E2306）后分兩路，一路去精制部分；一路經(jīng)穩(wěn)定汽油冷卻器（E2307）冷卻至40C，由穩(wěn)定汽油泵（P2307/A、B）升壓送至T2301作補充吸收劑。產(chǎn)汽系統(tǒng)、余熱鍋爐及余熱回收部分自系統(tǒng)來的除鹽水先進入除氧器及水箱（V2503），用系統(tǒng)來的1.0MPa蒸汽除氧后，經(jīng)中壓給水泵（P2501/A、B）升壓，進入余熱鍋爐省煤器，預熱后的除氧水分兩路，一路去中壓汽包V2401、V2402，另一路去余熱鍋爐中壓汽包。余熱鍋爐蒸發(fā)段發(fā)生的中壓飽和蒸汽，和外取熱汽包、油漿蒸汽發(fā)生器汽包發(fā)生的中壓飽和蒸汽一起并入中壓蒸汽管網(wǎng)，分別去再生器過熱段和余熱鍋爐過熱段過熱至450C后，一部分供氣壓機的蒸汽輪機使用，背壓并入1.0MPa低壓蒸汽管網(wǎng)；其余部分送出裝置。系統(tǒng)來的1.0MPa低壓蒸汽進入再生器低壓過熱盤管，過熱為500C的低壓過熱蒸汽，供反應系統(tǒng)的沉降器防焦蒸汽、汽提段汽提蒸汽使用。產(chǎn)品精制部分2.5.1汽油精制部分汽油采用堿洗脫硫化氫及梅洛克斯固定床脫硫醇工藝流程。利用混合器，使汽油與氫氧化鈉水溶液充分混合，除去其中的硫化氫。自穩(wěn)定來的汽油，經(jīng)汽油-堿液混合器（MI3101）與10%的堿液混合后，進入預堿洗沉降罐（V3101），汽油與堿液經(jīng)沉降分離后，堿液經(jīng)過堿液循環(huán)泵（P3109/A、B）循環(huán)使用。新鮮堿液由堿液泵（P3102/A、B）間斷補充，堿渣間斷壓至堿渣罐（V3105），用泵P3102間斷送出裝置，由工廠統(tǒng)一處理。脫硫后的汽油經(jīng)汽油空氣混合器（MI3102/A、B）與非凈化風、活化劑（按汽油量的100?200ppm加入）混合后進入固定床反應器（R3101/A、B）底部，反應器內(nèi)裝有經(jīng)磺化酞菁鉆催化劑堿液浸泡后的活性炭，在催化劑的作用下，硫醇被氧化成二硫化物并溶于汽油中，在活化劑的作用下，能將汽油中較難脫出的大分子硫醇氧化為二硫化物，從而確保汽油產(chǎn)品合格。催化劑堿液配制系統(tǒng)的操作要點是將30%的堿液在催化劑堿液罐（V3104）內(nèi)加水稀釋成10%，然后從罐頂部加入磺化酞菁鉆催化劑（含量約200ppm），用堿液泵（P3102/A、B）混合均勻（溶液呈蘭色透明）后，打入裝有脫硫醇催化劑的固定床反應器頂部（R3101/A、B，其中一臺操作，一臺備用），使催化劑堿液在反應器內(nèi)循環(huán)浸泡。堿液由深蘭色變?yōu)榈S色，表明吸附過程結(jié)束。此時可將堿液撤至V3104，然后即可進行汽油脫硫醇。汽油所夾帶的尾氣在汽油沉降罐（V3102）中沉降分離，汽油經(jīng)汽油成品泵（P3101/A、B）,進入汽油砂濾塔（T3101）進一步分離堿霧、水份等雜質(zhì)后，即作為成品汽油送出裝置。另外，還有防膠劑、鈍化劑加注系統(tǒng)，將配制好的防膠劑、鈍化劑用防膠劑泵（P3104/A、B）注入汽油出裝置的管線內(nèi)。自汽油沉降罐（V3102）頂部分離出的尾氣，高空排放。各安全閥放空的汽油進入汽油放空罐（V3109），用堿液泵（P3102/A）間斷送出裝置。干氣脫硫精制部分來自吸收穩(wěn)定部分的干氣，經(jīng)過干氣冷卻器（E3201）進入干氣分液罐（V3203），分離出的凝縮油由罐底自壓并入富吸收油線返分餾塔；干氣進入干氣脫硫塔（T3202）下部，與自溶劑再生部分來的二乙醇胺貧液逆流接觸，脫硫精制后，由塔頂進入凈化干氣分液罐（V3204），干氣攜帶的胺液不定期壓回，凈化干氣由罐頂出裝置。二乙醇胺富液從塔底流出，可用富液增壓泵（P3202/A、B）加壓送至溶劑再生部分。2.5.3液化石油氣脫硫精制部分來自吸收穩(wěn)定部分或罐區(qū)的液化石油氣，先進入液化石油氣緩沖罐（V3201），后經(jīng)液化石油氣進料泵（P3201/A、B）打入液化石油氣脫硫抽提塔（T3201）下部，與自溶劑再生部分來的二乙醇胺貧液逆流接觸，脫去硫化氫后由塔頂進入液化石油氣胺液回收罐，罐底回收液化石油氣攜帶的胺液，液化石油氣由罐頂去液化石油氣脫硫醇部分。二乙醇胺富液從塔底流出，自壓至溶劑再生部分。2.5.4脫硫溶劑再生部分來自干氣、液化石油氣部分的二乙醇胺富液，進入貧富液換熱器（E3202/A?D）與貧液換熱至98°C，然后進入富液閃蒸罐（V3205），閃蒸出的輕烴類進入火炬低壓瓦斯管網(wǎng)；富液進入再生塔（T3203）第三層塔板，再生塔底由重沸器（E3205）用蒸汽提供熱源，富液在塔內(nèi)進行硫化氫脫附過程，酸性氣自塔頂餾出，經(jīng)再生塔頂冷凝器（E3204）冷凝至40C后，進入酸性氣分液罐（V3206），酸性氣由罐頂進入酸性氣管網(wǎng)；酸性水由罐底經(jīng)再生塔頂回流泵（P3204/A、B）打回再生塔第一層塔板上。貧液自再生塔底自壓經(jīng)E3202/A?D與富液換熱、貧液冷卻器（E3203/A、B）冷卻至40C進入溶劑緩沖罐（V3208）。再生后的貧液，由溶劑循環(huán)泵（P3402/A、B）自溶劑緩沖罐抽出，加壓后大部分送往干氣、液化石油氣脫硫部分，小部分作為回流打入富液閃蒸罐控制罐頂溫度，還有一部分依次經(jīng)過袋式過濾器（FI3201）、活性炭過濾器（FI3202）、袋式過濾器（FI3203）進行旁濾后返回溶劑緩沖罐。補充的新鮮二乙醇胺溶液，用溶劑加入泵（P3205）間斷打入溶劑緩沖罐內(nèi)。溶劑緩沖罐內(nèi)二乙醇胺溶液用軟化水配制濃度為20%左右。2.5.5液化石油氣脫硫醇部分經(jīng)過脫硫后的液化石油氣，經(jīng)液化石油氣堿洗混合器（MI3301）與10%的堿液混合后，進入液化石油氣預堿洗沉降罐（V3301），液化石油氣與堿液沉降分離后，堿液經(jīng)罐底流經(jīng)堿液循環(huán)泵（P3302/A、B）循環(huán)使用。新鮮堿液由催化劑堿液循環(huán)泵（P3301/A、B）間斷補充，液化石油氣預堿洗沉降罐中的間斷自壓至堿渣罐（V3105）。堿洗脫硫后的液化石油氣進入液化石油氣脫硫醇抽提塔（T3301）下部，與從塔上部注入的催化劑堿液逆流接觸，用溶解有磺化酞菁鉆催化劑的堿液進行液-液抽提。脫去硫醇后的液化石油氣從塔頂流出，經(jīng)過液化石油氣水洗混合器（MI3302）與洗滌水混合后，進入水洗沉降罐（V3302）進行沉降分離，水自罐底用液化石油氣水洗循環(huán)泵（P3303/A、B）抽出循環(huán)使用。洗滌所用的除鹽水用液化石油氣水洗泵（P3304）間斷補充。水洗后的液化石油氣進入液化石油氣沙濾塔（T3302）上部，進一步分離微量堿霧、水等雜質(zhì)后，從塔下部流入液化石油氣脫硫吸附塔（T3304/A、B），經(jīng)活性炭脫去殘存的硫化氫、硫醇及其它硫化物組分后，作為成品送出裝置。催化劑堿液自液化石油氣脫硫醇抽提塔下部抽出，C后，與非凈化風混合進入氧化塔（T3303）下部，在塔內(nèi)氧化分離出二硫化物后一同自塔上部流出進入二硫化物分離罐（V3303）進行尾氣、二硫化物、催化劑堿液三相分離。尾氣排入火炬系統(tǒng)；二硫化物自壓進入二硫化物罐（V3304），之后用氮氣間斷壓入堿渣罐（V3105）；催化劑堿液自罐底流經(jīng)堿液冷卻器（E3302/A、B）冷卻后，由催化劑堿液循環(huán)泵（P3301/A、8）打入液化石油氣脫硫醇抽提塔循環(huán)使用。新鮮催化劑堿液由堿液泵（P3102/A、8）向二硫化物罐內(nèi)間斷補充。2.5.6輕柴油精制部分來自分餾部分的輕柴油在混合器（MI3303）內(nèi)與RS劑（加入量100?200ppm）混合后，進入柴油RS劑堿洗沉降罐（V）進行沉降分離，柴油中的膠質(zhì)與RS劑反應生成黑油，柴油自罐頂流出，和水混合進入柴油水洗罐，經(jīng)水洗后出裝置；經(jīng)柴油RS劑堿洗沉降罐切出的黑油和未反應的RS劑進入分離罐（V）分離出RS劑循環(huán)使用；黑油間斷自罐底壓出，統(tǒng)一處理；新鮮RS劑由RS劑貯罐（V）經(jīng)日、劑泵送入混合器。2.6酸性水汽提部分催化裝置產(chǎn)生的酸性水中硫化氫含量高達2000ppm以上，如果不經(jīng)過處理直接排入污水管網(wǎng)，會對污水處理廠生化系統(tǒng)造成嚴重沖擊，因此必須經(jīng)過處理后使其降到50ppm以下才能排入污水管網(wǎng)。來自催化裝置及其它裝置的酸性水進入原料水脫氣罐（V3401），脫出的輕油氣組分進入火炬低壓瓦斯管網(wǎng)。脫氣后的酸性水進入原料水罐（V3402/A、B）沉降脫油，輕油自水罐上部自流出罐回收；酸性水自罐底經(jīng)原料水進料泵（P3401/A、B）抽出，加壓經(jīng)過原料水-凈化水換熱器（E3401/A?D）換熱至100°C后進入主汽提塔第一層塔板，自上而下進行硫化氫的脫吸過程，塔底通入1.0MPa蒸汽直接加熱汽提。凈化水自塔底抽出自壓經(jīng)過E3401/A?D與原料水換熱后，再經(jīng)過凈化水冷卻器（E3403/A、B）冷卻后排入含油污水管網(wǎng)。汽提出的酸性氣自主氣提塔頂抽出經(jīng)過塔頂冷凝器（E3402）冷凝后，進入塔頂回流罐（V3403）進行氣液分離，酸性氣自罐頂進入火炬酸性氣管網(wǎng)；酸性水由塔頂回流泵（P3402/A、B）作為回流打回主汽提塔頂。3催化裂化工藝的基本原理烷烴：烷烴在催化裂化過程中主要發(fā)生分解反應，生成較小分子的烷烴和烯烴。例如：CHTH十CH1634 816 818生成的烷烴和烯烴又可以連續(xù)進行分解或進行其它的反應。烷烴分解反應生成的小分子氣態(tài)烴中，多為丙烯和丁烯。六個碳原子以上的烷烴裂化前，可能發(fā)生異構(gòu)重排，也可能發(fā)生芳構(gòu)化反應。烷烴的分解反應速度隨其分子量的增加而增加，同時在碳原子數(shù)相近，裂化條件相同時，異構(gòu)烷烴的分解速度比正構(gòu)烷烴的分解速度快得多。烯烴：烯烴是催化裂化一次反應的產(chǎn)物，而不是原料本身有的。它主要有以下幾種反應。分解反應：烯烴的分解即碳、碳鍵斷裂生成兩個較小分子的烯烴。烯烴的分解速度比烷烴快，但二者的反應規(guī)律基本相似，大分子烯烴的分解速度比小分子烯烴快，異構(gòu)烯烴的分解速度比正構(gòu)烯烴快。異構(gòu)化反應：烯烴的異構(gòu)化反應有兩種情況。一種是正構(gòu)烯烴變成異構(gòu)烯烴，另一種是處于分子兩端的雙鍵向中心移動。烯烴異構(gòu)化的結(jié)果，使裂化產(chǎn)物中異構(gòu)烯烴增加，a一正構(gòu)烯烴減少，這有利于汽油辛烷值的提高。氫轉(zhuǎn)移反應：環(huán)烷烴或芳烴放出氫使烯烴飽和而自身逐漸變成稠環(huán)芳烴，甚至縮成焦碳。兩個烯烴分子之間可以發(fā)生氫轉(zhuǎn)移反應，例如兩個己稀分子之間發(fā)生氫轉(zhuǎn)移反應，一個變成己烷而另一個變成己二烯?？梢姎滢D(zhuǎn)移反應的結(jié)果是一方面某些烯烴轉(zhuǎn)化為烷烴，另一方面，給出氫的化合物那么轉(zhuǎn)化為芳烴或縮合成程度更高的分子。在高溫時，例如500°C左右，氫轉(zhuǎn)移反應速度比分解速度低得多。所以高溫時，裂化汽油的烯烴含量高，但在較低溫度時，分解反應速度降低的程度比氫轉(zhuǎn)移反應速度降低的程度大，因此低溫時裂化汽油的烯烴含量就要低些。根據(jù)這一特點，我們可以通過提高反應溫度來增加產(chǎn)品烯烴含量，以提高汽油的辛烷值。也可以降低反應溫度減少烯烴含量，以提高汽油的安定性。芳構(gòu)化反應：烯烴可以環(huán)化并脫氫生成芳香烴。催化裂化反應轉(zhuǎn)化率：催化裂化反應不是一次性將原料油裂化生成汽油、柴油、氣體和焦炭，而是將原料一次反應至某個深度（一般是在汽油、柴油產(chǎn)率最高點附近），分出汽油等反應產(chǎn)物后，把未反應的一部分一一回煉油和回煉油漿（指沸點X圍與原料相當?shù)哪遣糠之a(chǎn)物），做為原料（其實它與新鮮原料并不相同）重新送入反應器進行反應，以獲得最高的輕油產(chǎn)率，達到最高的經(jīng)濟效益，而催化裂化的反應深度是由反應時間決定的，一般情況下用轉(zhuǎn)化率表示，而轉(zhuǎn)化率習慣上有以下兩種表示方法：單程轉(zhuǎn)化率二（氣體+汽油+焦炭）/總進料X100%（重量）總轉(zhuǎn)化率二（氣體+汽油+焦炭）/新鮮原料X100%（重量）影響轉(zhuǎn)化率的因素是很多的，除原料性質(zhì)和催化劑性能以外，如反應溫度、壓力、時間、劑油比和回煉比等都會影響原料的轉(zhuǎn)化率。催化裂化反應是在催化劑表面進行的，原料進入反應器后先吸熱成氣體，然后經(jīng)過七個步驟才變成產(chǎn)品離開催化劑，這七個步驟是：第一步，氣體狀態(tài)原料分子從主氣流中擴散到催化劑的表面。第二步，原料分子沿催化劑孔道向催化劑內(nèi)部擴散。第三步，靠近催化劑表面的原料分子被催化劑活性中心吸附，原料分子變得活潑，某些化合鍵開始松動。第四步，被吸附的原料分子在催化劑表面進行化學反應。第五步，產(chǎn)品分子從催化劑表面脫附下來。第六步，產(chǎn)品分子沿催化劑孔道向外進行擴散。第七步，產(chǎn)品分子擴散到主氣流中去。在工業(yè)生產(chǎn)中，常常用幾種主要產(chǎn)物的產(chǎn)率來考察石油催化裂化餾分的反應，所以針對重質(zhì)油餾分的催化裂化，可以用下圖來做大致的描述。由該圖可見到：原料同時向幾個方向反應，同時隨著反應深度的加深，中間產(chǎn)物又繼續(xù)反應，這種反應叫順序反應。平行-順序反應的特點是反應深度對產(chǎn)品產(chǎn)率的分配有重要影響。

石油餾分的催化裂化反應3.2.1本裝置所用的催化劑為RAG系列或COR系列催化劑，主要用于提升管催化裂化裝置，具有高活性、高穩(wěn)定性、優(yōu)良的選擇性等特點。其作用原理是：重質(zhì)原料油在高溫（540°C左右）下與酸性的裂化催化劑相接觸，按正碳離子反應機理，發(fā)生裂解、異構(gòu)化、氫轉(zhuǎn)移、縮合等一系列催化裂化反應；反應物經(jīng)分餾后即可得到汽油、柴油等輕質(zhì)油品和副產(chǎn)品干氣、液態(tài)烴。3.2.2催化劑的循環(huán)再生催化裂化反應后，在催化劑表面上覆蓋了一層焦炭，使催化劑暫時失活，通過待生立管使催化劑進入再生器燒焦，使催化劑恢復活性，即所謂再生。而燒焦所產(chǎn)生的熱量通過再生斜管由催化劑帶到提升管供催化裂化反應用。這樣積炭的催化劑不斷地到再生器再生，再生后的催化劑不斷地回到提升管進行反應便完成了催化劑的循環(huán)。通過控制兩器壓差來保證催化劑循環(huán)的正常進行，而催化劑循環(huán)量的大小那么是由單動滑閥、待生塞閥的開度來控制。4原料及產(chǎn)品的主要技術規(guī)格裝置設計加工原料以混合蠟油摻煉部分常壓渣油，其主要性質(zhì)如下:序號項目分析數(shù)據(jù)1比重D20 4 2凝點C3分子量4殘?zhí)縒%5餾程初餾點C10% C50% C90% C95% C6元素分析碳 %氫 %硫 ppm氮 ppm

7金屬分析鎳 ppm釩 ppm鐵 ppm鈉 ppm8族組成飽合烴%(W)芳烴%(W)膠質(zhì)%(W)瀝青質(zhì)%(W)干氣、液化石油氣組成(計算值)序號組分干氣，v%液化石油氣，v%備注1H22n23H2O4CO256H2S7Co8C：o9c2=10C：o1112nC4o13iCo14nC「15iC=16cC：=17tC=18^C19合計1OO1OO汽油、輕柴油性質(zhì)序號項目數(shù)據(jù)汽油輕柴油1比重g/cm32凝點°C-3閃點°C-3辛烷值MONRON—4十六烷值-5誘導期min-

6餾程HKC10%C50%C90%C95%C7實際膠質(zhì) mg/100ml8腐蝕（50°C，3h銅片腐蝕）9烯烴含量 V%-裝置物料平衡序號物料名稱數(shù)值備注W%Kg/h104t/a一原料常渣合計產(chǎn)品1干氣2液化石油氣3汽油4輕柴油5油漿6焦炭7損失合計5主要設備選擇及工藝計算匯總反應再生部分1） 提升管反應器：采用折疊式提升管，分為兩段，下段為預提升段，上段為進料及反應段。預提升段內(nèi)徑為61032mm（內(nèi)襯150mm隔熱耐磨襯里）；反應段分為第一反應區(qū)和第二反應區(qū)，第一反應區(qū)內(nèi)徑為6700mm（內(nèi)襯100mm隔熱耐磨襯里），第二提升管反應區(qū)內(nèi)徑為61800mm（內(nèi)襯100mm隔熱耐磨襯里）。進料設一排4臺CS型高效霧化原料噴嘴，2臺CS型高效霧化油漿噴嘴。提升管出口采用兩組粗旋風分離器。2） 沉降器及汽提段沉降器置于再生器之上，直徑為64.4m，內(nèi)襯100mm龜甲網(wǎng)隔熱耐磨襯里，采用兩組單級PV型旋風分離器并設內(nèi)集氣室。汽提段內(nèi)徑62000mm，設8層環(huán)形擋板，整個汽提段插入再生器中，外襯隔熱耐磨襯里。3） 再生器采用大小筒體結(jié)構(gòu)，稀相直徑為67200mm,密相直徑為65800mm,采用150mm厚隔熱耐磨襯里，主要構(gòu)件包括4組兩級PV型旋風分離器、主風分布管、待生套筒及待生催化劑分配器、外取熱器返回管等。4） 外取熱器本裝置設置一臺氣控外循環(huán)式翅片管外取熱器，內(nèi)徑為62000mm（內(nèi)襯100mm隔熱耐磨襯里），汽水循環(huán)系統(tǒng)采用自然循環(huán)方式，取熱能力為18610kw。5） 內(nèi)取熱器再生器內(nèi)設置三組取熱蒸發(fā)管，汽水循環(huán)系統(tǒng)采用自然循環(huán)方式，與外取熱器公用一個汽包。6） 過熱蒸汽盤管再生器內(nèi)設置三組過熱蒸汽盤管，其中一組為低壓蒸汽過熱盤管，另外兩組為中壓蒸汽過熱盤管。7） 三級旋風分離器采用一臺立式PDC型三級旋風分離器。1） 分餾塔分餾塔直徑63400mm，采用30層雙溢流復合浮閥塔板，下部脫過熱段采用6層環(huán)盤型人字擋板。2） 輕柴油汽提塔輕柴油汽提塔直徑61200mm，采用6層單溢流復合浮閥塔板。3） 吸收塔吸收塔直徑61800mm，采用30層雙溢流復合浮閥塔板。4） 解吸塔解吸塔直徑62200mm，采用30層雙溢流復合浮閥塔板。5） 再吸收塔再吸收塔直徑61000mm，采用22層單溢流復合浮閥塔板。6） 穩(wěn)定塔穩(wěn)定塔直徑62200mm，采用40層雙溢流復合浮閥塔板。1） 主風機組主風機組采用煙機+主風機+電動/發(fā)電機三機組配置。主風機為離心式風機。煙機采用單級懸臂式。主風機型號5E1400799，設計流量1005m3n/min，設計出口壓力0.4MPa（絕）。電動機額定功率5500kw。煙氣輪機設計入口煙氣流量1154m3n/min，入口壓力0.31MPa（絕），型號YL-5000F。2） 備用主風機組備用主風機組采用主風機+電動機兩機組配置。主風機為離心式風機。主風設計流量816m3n/min，型號D1000，設計出口壓力0.32MPa（絕）。電機功率4500kW。3） 增壓機組增壓機采用增壓機+電動機二機組配置，共兩臺，1開1備。增壓機為離心式。設計流量160m3n/min，設計出口壓力0.48MPa（絕），型號B755/3.977。電機功率315kW。4） 富氣壓縮機組富氣壓縮機組采用中壓背壓式汽輪機+氣壓機兩機組配置。氣壓機流量220m3n/min，入口壓力0.19MPa（絕）,出口壓力MPa（絕）,型號2MCL456。汽輪機型號B25/01。對于一般的冷換設備以選用BES、BJS系列為主；對于熱水與油品換熱的換熱器均選用BIU系列；對壓降及油氣冷卻要求較嚴的部位，如分餾塔頂、氣壓機出口系統(tǒng)，采用低壓降、節(jié)能環(huán)保的表面蒸發(fā)式空氣冷卻器。.油泵本裝置所選油泵以能滿足大流量要求、較高效率的AY型離心泵為主，電機均選用YB系列。5.1.6余熱鍋爐設置一臺余熱鍋爐。由過熱段、蒸發(fā)段及省煤器段組成，并設置了一臺給水除氧器。裝置主要技術參數(shù)及工藝計算匯總反應沉降器工藝計算匯總序號項目單位設計值備注1沉降器壓力MPa（絕）2回煉比3原料油進料溫度°C2004新鮮原料量Kg/h608574劑油比對總進料5催化劑循環(huán)量t/h4306提升管直徑mm（內(nèi)）700襯里后內(nèi)徑7第二反應區(qū)直徑mm（內(nèi)）1800襯里后內(nèi)徑7預提升段直徑mm（內(nèi)）1032襯里后內(nèi)徑8提升管入口線速m/s9提升管出口線速m/s不注終止劑10提升管停留時間s不注終止劑11汽提段直徑mm（內(nèi)）200012汽提段蒸汽量Kg/h130013汽提段催化劑停留時min14沉降器稀相直徑mm（內(nèi)）4200襯里后內(nèi)徑15粗旋入口線速m/s1組16單級旋分入口線速m/s單級2組再生部分工藝計算匯總序號項目單位設計值備注1燒焦量kg/h53132總主風量（干）m^/min11653再生器頂壓力MPa（絕）4再生器稀相溫度C7005再生器密相溫度C690

6煙氣過剩氧含量V%37再生器密相直徑（內(nèi)）mm55008再生器稀相直徑（內(nèi)）mm69009再生器密相線速m/s10再生器稀相表觀線速m/s11再生器密相藏量t4412旋分器組數(shù)313一級入口線速m/s14二級入口線速m/s15再生器總燒焦強度kg/th12516外取熱器直徑mm2000襯里后內(nèi)徑17取熱負荷Kw25000壓力平衡1）待生線路項目單位數(shù)據(jù)備注沉降器頂壓力kPa300沉降器稀相靜壓kPa汽提段靜壓kPa待生立管靜壓kPa合計kPa再生器頂壓力kPa350再生器稀相靜壓kPa2再生器密相靜壓kPa4待生套筒靜壓kPa待生催化劑分配器靜壓kPa待生塞閥壓降kPa合計kPa2）再生線路項目單位數(shù)據(jù)備注再生器頂壓力kPa350再生器稀相靜壓kPa再生器床層靜壓kPa再生斜管靜壓kPa

合計kPa沉降器頂壓力kPa300提升管總壓降kPa50沉降器粗旋壓降kPa再生滑閥壓降kPa合計kPa主要技術參數(shù)1）催化劑、化學藥劑用量序號名稱型號或規(guī)格年用量（t）一次加入量（。1重油催化劑1200752CO助燃劑含Pt萬分之五33磷酸三鈉95%14金屬鈍化劑含銻25%105油漿阻垢劑106高效脫硫劑含二乙醇胺98%1007活化劑52）產(chǎn)品指標名稱項 目質(zhì)量標準（國標）質(zhì)量標準（企標）粗汽油餾程KK,(C)>205>205精制汽油餾程10%餾出溫度（C）>70>7050%餾出溫度（C）>120>120KKC>205>205殘留量>>腐蝕（銅片,80°C,20分鐘）合格合格水溶性酸或堿無無酸度mgKOH/100ml>>實際膠質(zhì)mg/100ml>5>5飽和蒸汽壓KPa9月1日一2月29日>80>883月1日一8月31日>67>74

輕柴油餾程95%餾出溫度>365實測閃點（°C）主55主57腐蝕（銅片,80C,20分鐘）合格合格酸度mgK0H/100ml>5>水溶性酸堿無無凝點10#C>100#C>0-10#C>-10液化氣密度（15C）kg/m3報告蒸汽壓（C）KPa>1380>1380C5及C5以上組分含量%（V/v）>>銅片腐蝕（級）>1級>1級總硫含量mg/m3>343>343游離水無無蒸發(fā)殘留物ml/100ml>>油漬觀察通過通過干氣C3以上組分含量（V/V）%>>5.2.5安全閥一覽表編號安裝位置型號泄漏介質(zhì)定壓MPa數(shù)量SV2101冷催化劑罐頂A42Y-2.0CDN50X80空氣1SV2102熱催化劑罐頂A48SH-2.0VDN50X80空氣1SV2103廢催化劑罐頂A48SH-2.0VDN50X80空氣1/r/