催化裂化装置操作规程确定版

-1-第一章概述第一节装置加工能力及组成装置设计加工能力为10×104吨/年，以原料油为混合原油的蜡油（设计比重0.9183g/cm3,残炭0.363m%）并掺炼30%的减压渣油或常压重油（设计比重0.9839g/cm3,残炭19.208m%）为原料，多产液化石油气及高辛烷值汽油。装置由反应再生、分馏、吸收稳定（精制）、主风、气压、司泵等部分组成，产品有汽油、轻柴油、液化气、干气等。原料及产品性质见表达式1、2、3：表1长庆常压重油性质序号项目分析数据1比重D2040.88482运动粘度80℃CST23.33100℃CST14.323凝点564分子量5435特性因数12.76残炭W%5.47馏程初馏点℃30910%℃38960%℃4938元素分析碳%85.79氢%12.89硫ppm1260氮ppm12479金属分析镍ppm1.67钒ppm0.48铁ppm27.90钠ppm6.2610族组成饱合烃%（W）71.7芳烃%（W）17.7胶质%（W）10.39沥青质%（W）0.21-2-表2宝丰洪城常压重油性质分析项目分析结果分析项目分析结果密度(20℃)Kg/m3942.7Fe(mg/L)16.3馏程HK℃228Ni(mg/L)13.010%℃452Cu(mg/L)0.720%℃472V(mg/L)11.230%℃494Na(mg/L)55.134%℃500残炭%10.1总馏出量(ml)35硫含量%0.15酸度,mgKOH/100ml/水溶性酸或碱/水分%痕迹表3汽油、轻柴油性质（预测值）序号项目数据汽油轻柴油1比重g/cm30.7500.912粘度（20℃）mm2/s4.1193溴价gBr/100ml67.49.34凝点℃-165辛烷值RON/MON91/806十六烷值指数~237实际胶质mg/100ml4608诱导期min4859腐蚀（50℃3h铜片）合格10馏程HK℃3921010%℃6723630%℃9324950%℃11926670%℃14528390%℃17330195%℃185309KK205324-3-表4干气、液化气组成（预测值）序号组分干气，v%液化石油气，v%备注1H221.832N29.913H2O0.710.044CO22.265O20.386H2S3.51.87C1031.428C2012.860.249C2=15.350.0110C300.1211.23011C3=1.393312nC400.015.2213iC400.0214.5414nC4=0.0410.7115iC4=0.037.8516cC4=0.037.917tC4=0.024.7418≥C50.032.7219合计100100第二节主要工艺技术，控制方案及特点第一条目的产品收率高，富产液化石油气，石油气中富含烯烃（尢其是丙烯、丁烯）可提供更多的化工原料。第二条反应温度略高，在490-520℃之间，采用较低的反应压力和较长的反应停留时间一般为3~4秒，其操作灵活性大，可采用油浆全回炼和部分回炼的操作方式，以得到更多的液化石油气和汽油；采用较大的注气量，一般占总进料的~10w%，以降低油气分压；采用较大的剂油比操作，可达6~8。第三条本装置设有回炼油系统和轻污油回炼系统。第四条两器采用同轴式布置：两器采用沉降器在上，再生器在下的同轴式布置，这种布置型式允许的两器差压大，很好地兼顾了反应和再生对操作压力的不同要求。另外，同轴布置具有结构简单，操作控制灵活方便，压力平衡适用范围大，抗事故干扰，尤其是抗催化剂倒流能力强、占地面积小等优点。1、采用中CO助燃剂的完全再生方案采用该方案后，由于平均氧浓度的提高可使再生剂含碳明显降低，特别对于本装置单段再生效果更好。-4-2、采用单段逆流高效完全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烧焦的良好条件，由于高含氧的气体仅和低含炭的催化剂相遇，低含氧气体则同高含炭的催化剂接触。因此，整个烧焦过程化学动力学速度比较均一，有利于提高总的烧焦强度。3、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，使待生催化剂均匀分布于再生密相床上部，为形成单段逆流高效再生提供基本的保证。4、采用高床层再生本装置采用7.0m的密相床层，较高的再生密相床层不仅可提高气固的单程接触时间，而且有利于CO在密相床中燃烧并提高输送推动力。5、采用改进的主风分布管主风分布好坏将直接影响再生器的流化质量，从而影响烧焦效果，为改善流化质量，采用改进的主风分布管。第六条采用新型的气控串联式外取热器。由于装置设计生焦率高达8.5%，再生器热量过剩。气控串联式外取热器是洛阳石化工程公司的专利技术。该型式外取热器具有结构简单、操作方便、调节灵活、运行可靠等特点。外取热器取热管采用助片管，具有传热系数高、设备结构紧凑、抗事故能力强等优点。外取热水系统采用自然循环方式，节省动力，运行可靠。外取热器产生并过热1.0MPa蒸汽。第七条改进并完善提升管反应器系统1、用高效雾化喷嘴，改善雾化效果，减少干气及焦炭产率。2、设置预提升段，改善催化剂与原料油接触前的流动状态，使催化剂与原料保持均匀接触，减少不必要的热理解化反应。提升介质为自产干气及蒸汽。3、缩短粗旋的油气出口与沉降器单级旋分器入口的距离，减少沉降器内油气的过度热裂化反应及二次裂化反应。4、提升管上部设置有注终止剂系统第八条采用高效汽提技术改善汽提效果是降低焦炭产率的一个重要手段，特别是本装置，由于需要较高的剂油比，使得夹带到汽提段的油气量增加，提高汽提效果就显得列为重要。为此，本装置采用了改进的汽提挡板结构，并将汽提段的高度适当加大，以增加汽提段催化剂停留时间。第九条塞阀和单、双动滑阀均采用电液执行机构和冷壁式阀体结构。第十条再生器、沉降器采用高效旋风分离器从维持反、再系统平稳操作，减少催化剂自然跑损的角度出发，本装置反再系统中旋风分离器均采用分离效率高、结构简单、操作弹性大的高效旋风分离器。-5-第十一条分馏塔设油浆、中段、顶循三个回流取热，中段回流与稳定系统进一步换热后做吸收稳定系统稳定塔、解吸塔底重沸器热源。第十二条工艺过程控制采用集散型控制系统（DCS）第三节工艺流程简述常压重油和蜡油（80℃）自工厂罐区进入原料油缓冲罐（V1301），料油由原料油泵（P1301AB）加压后，经循环油浆—原料油换热器（E1313）加热到200℃，再经原料油雾化喷嘴进入提升管反应器（R1201A），在此与~700℃高温催化剂接触并迅速升温、汽化；在与催化剂沿提升管向上流动的同时，原料不断发生裂化反应，生成各种气相产物，同时生成焦炭覆盖在催化剂表面，使其逐渐丧失裂化活性，成为待生催化剂。520℃反应油气与待生催化剂在提升管出口处经粗旋风分离器迅速分离，进入沉降器（R1201B）后油气再经一组单级旋风分离器进一步除去携带的催化剂细粉，最后离开沉降器，进入分馏塔（T1301）。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（R1201C）的密相床，在700℃左右的再生温度、富氧（3%）及有CO助燃剂的条件下进行逆流完全再生。烧焦过程中产生的过剩热量由外取热器（R1202）取走，即再生器的部分催化剂由外取热器入口管进入外取热器壳程中，在流化风的作用下，将热量传递给翅片管内的水、汽，取热管内发生并过热1.0Mpa级蒸汽。冷却后的催化剂经入口管及导流管返回再生器密相床层中，外取热器负荷的调节可通过改变外取热器底部流化风量及循环风量来实现。当外取热器发生死床时，用非净化风代替增压风来启动外取热器。再生后含碳量小于0.15%的再生催化剂通过再生斜管及再生单动滑阀，进入提升管反应器底部，以蒸汽和干气作提升介质，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三台主风机提供。外取热器流化风及待生套筒流化风由空压站供应。再生器产生的烟气由三组两级旋风分离器分离的催化剂后，经余热锅炉排入大气。桶装金属钝化剂由钝化剂吸入泵（P1201）送至钝化剂罐（V1218），经钝化剂注入泵（P1202AB）抽出后与原料油混合进入提升管反应器，开工用的催化剂由冷催化剂罐（V1201）用非净化风输送至再生器，正常补充催化剂可由催化剂小型加料线用非净化风输送至再生器。CO助燃剂由CO助燃剂加料斗（V1206）用非净化压缩空气经小型加料管线输送至再生器。为保持催化剂活性和催化剂重金属含量不超过允许值，需定期从再生器内卸出部分催化剂并用非净化压缩空气输送至热催化剂罐（V1202）。由沉降器来的反应油气进入分馏塔（T1301）底部，通过盘环型挡板与循环油浆逆流接触，洗涤反应油气中夹带的催化剂并脱除过热，使油气呈“饱-6-和状态”进入分馏塔上部进行分馏。分馏塔顶油气经分馏塔顶油气-热水换热器（E1300AB）、分馏塔顶油气空冷器（E1301AB）、分馏塔顶油气冷凝冷却器（E1302AB）冷却至40℃，进入分馏塔顶油气分离器（V1302）进行气、液相分离。分离出的粗汽油经粗汽油泵（P1303AB）一部分打入吸收塔（T1401）作吸收剂，另一部分作分馏塔顶冷回流，富气进入气压机（C1401AB）。含硫的酸性水由富气水洗泵（P1309AB）抽出作为富气洗涤水送至气压机出口管线。轻柴油自分馏塔第十一或十三层抽出自流至柴油气提塔（T1302），汽提后的轻柴油由轻柴油泵（P1305AB）抽出，经轻柴油-富吸收油换热器（E1305）、轻柴油-热水换热器（E1307）、轻柴油冷却器（E1308）使轻柴油温度降至40℃，一路作为产品出装置；一路进封油罐（V1303）分别为燃烧油、封油；一路送至再吸收塔（T1403）作吸收剂。分馏塔的过剩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。顶循环回流自分馏塔第四层塔盘抽出，用顶循环油泵（P1304AB）升压，经顶循环油-热水换热器（E1303AB）温度降至90℃后返回分馏塔第一层塔盘。中段回流油自分馏塔第十七层抽出，由中段循环回流油泵（P1306AB）升压，经分馏中段油—油浆换热器（E1310）、稳定塔底重沸器（E1409）、解吸塔底重沸器（E1406）、分馏中段油-热水换热器（E1309）换热后温度降至290℃返回分馏塔第十四层塔盘。油浆自分馏塔底由循环油浆泵（P1308AB）抽出后分为两部分，一部分直接送至提升管反应器（R1201A）；另一部分经分馏中段油—油浆换热器（E1310）、循环油浆-原料油换热器（E1313）后温度降至290℃，返回分馏塔底及盘环型档板上方。需外甩油浆时，一部分经油浆冷却水箱（E1314）冷却至90℃，直接出装置送至燃料油罐区。从V1302来的富气经气压机入口凝液罐（V1404）进入气压机进行压缩，出口压力为1.6Mpa（绝）。气压机出口富气先与解吸塔顶气及富气洗涤水汇合一起至压缩富气空冷器（E1401AB）冷却，再与吸收塔底油混合，经压缩富气冷却器（E1402AB）冷却至40℃，进入气压机出口油气分离器（V1401）进行气、液分离。分离后的气体进入吸收塔（T1401）用粗汽油及稳定汽油作吸收剂进行吸收，吸收过程放出的热量由两个中段回流取走。贫气至再吸收塔（T1403），用轻柴油作吸收剂进一步吸收后，干气自塔顶馏出送至工厂燃料气管网。凝缩油由凝缩油泵（P1401AB）从气压机出口油气分离器（V1401）抽出后分两路：一路经稳定汽油—凝缩油换热器（E1405）加热后进入解吸塔中部；另一路直接进入解吸塔顶部，由解吸塔底重沸器（E1406）加热，以解吸出凝缩油中的C2组分。重沸器热源为分馏塔中段循环回流油。塔底抽出的脱乙烷汽油，经稳定汽油与脱乙烷汽油换热器（E1407）与换热后送至稳定塔（T1404）进行多组分分馏，稳定塔底重沸器（E1409）亦由分馏塔中段循环回流油提供热量。液化石油气从塔顶馏出，经稳定塔顶冷凝冷却器（E1408AB），冷至-7-40℃后进入稳定塔回流