12年修订65万吨操作规程解析.doc

序号 页码第一章 装置生产任务和概况 1第二章 装置开停工方案及往年出现的问题和不足 13第三章 岗位操作法 61第四章 专用设备操作法 145第五章 装置的紧急事故处理规程 158第六章 劳动保护和技术 161第#页第一章装置生产任务和概况我厂重油催化裂化装置是石化公司原油二次加工的重要组成部分，以常压渣油、外购渣油、 焦化蜡油、常压蜡油为主要原料，使用 FCC高效催化剂，生产汽油、柴油和液化气等产品工 程设计采用国内开发的先进的同轴式工艺技术，成熟可靠，装置技术先进，设计合理设备及 仪表立足国内，采用集散控制系统(DCS)，提高自动控制水平生产工艺采用“清洁工艺”减少 了环境污染，并严格遵循环保、安全卫生等有关规定充分吸收国内生产装置长期实践积累的 有利于长周期运转，降低能耗以及简化操作等方面的经验，确保装置投产后实现“安、稳、长、 满、优”生产1装置概况1.1装置为技改后重油催化裂化装置1.2装置规模改造后公称能力为65x 104T/a1.3装置开工时数装置物料平衡按年开工时数8000小时计算1.4原料油设计采用的原料油为常压渣油，外购渣油、焦化蜡油1.5产品方案生产方案为以多产汽油、液化气为主，兼顾生产柴油的方案，但可根据实际情况调整操作。

1.6催化剂及助剂曾采用RAG —11催化剂、CORH、LVR-60R、RICC-3、LDO-75催化剂为主，同时采用金 属钝化剂、缓蚀剂、活化剂等助剂1.7设计内容和范围本装置包括反应一再生部分、精馏部分(分馏、吸收稳定、精制)、主风机及烟机部分、 余热锅炉及产汽部分、气压机部分1.8主要工艺技术及装置特点本装置为重油催化裂化装置，根据重油的催化裂化特点，装置的原料性质及产品方案等因 素选择合适的重油催化裂化的催化剂和相应的工艺技术1.8.1两器采用的是同轴式结构两器型式采用沉降器在上，再生器在下的同轴式结构此布置型式允许的两器差压大，很 好的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、压力平衡适应范围大、抗事故干扰能力强，尤其是抗催化剂倒流能力强、占地面积小等 优点1.8.2反应部分工艺技术方案和特点1.821提升管底部设置催化剂混合器，使催化剂在与原料油接触之前形成理想的环状流， 具备合适的速度和密度，以有利于剂油的充分接触设置预提升段，提升介质为自产干气和蒸 汽目的在于Cat整流，使Cat和油气保持均匀接触1.8.2.2采用CS型高效雾化喷嘴。

改善雾化效果、提高轻质油收率、减少干气及焦炭产率1.823提升管中部设有油浆回炼喷嘴两支，1.824提升管中上部设有反应终止剂喷嘴两排，每排两支以达到抑制轻油转化、强化重 油裂化、控制中间馏分的目的，同时增加操作的灵活性和适应性1.8.2.5提升管出口快分技术提升管出口采用粗旋加单旋并采用近似值联技术，使 Cat与反应油气迅速分离，力求减少油气在高温区的停留时间和与 Cat的接触时间，从而减少干气产生1.8.2.6采用高效汽提技术，汽提器的开孔由原来的 © 25改为现在的© 50改善汽提效果是降低焦炭产生率的一个重要手段，对降低再生器的烧焦负荷和减轻催化剂水热失活有很大好处 采用高效汽提，以改善汽提蒸汽与待生 Cat的接触，同时设计采用较长的催化剂停留时间和较高的汽提温度，均有助于提高汽提效果1.8.3再生部分工艺技术和特点1.8.3.1.本装置采用的是单段再生1.8.3.2采用完全再生技术节省能耗情况下尽可能降低再生 Cat含炭量，提高烧焦效果，有效防止二次燃烧和尾燃1.8.3.3采用较高的再生温度，再生温度的提高可大大提高焦炭的燃烧速度，本装置在避免 水热失活的前提下，尽量提高再生温度，设计再生密相温度为 690C。

1.8.3.4采用逆流再生通过加高待生套筒使待生 Cat进入密相床上部，Cat向下流动与主风形成气固逆流烧焦，使高含氧的气体和低含碳的 Cat相遇，而低含氧的气体与高含碳的 Cat接触，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，降低总藏量；在待 生套筒出口配制待生Cat分配器，使待生Cat均匀分布于再生密相床上部，为形成单段逆流高效 再生提供基本保证1.8.3.5采用高床层再生及较高的密相线速本装置采用8.5m的密相床高，较高的密相床高， 不仅可提高气固的单程接触时间而且有利于 CO在密相床中煅烧，并提高输送推动力；本装置采用0.84— 1.0m/s的密相床层线速，以提高烧焦的氧传递速度从而达到提高烧焦强度的目的1.8.3.6采用改进的主风分布管以改善流化质量并降低主风分布管磨损1.8.3.7采用气控外循环式外取热器装置设计生焦率在 8%,再生器热量过剩，因此设置了一台气控外循环式外取热器，它结构简单、操作方便、调节灵活、运行可靠外取热器取热 管采用肋片管，传热系数高、设备结构紧凑、抗事故能力强外取热水系统采用自然循环方式， 节省动力，运行可靠1.8.3.8另外采用内取热器取出再生器剩余热量，由五组内取热器蒸发管、两组过热管（过 热管2012年割除）组成。

1.839采用高效PV型旋风分离器此旋分器特点为分离效率高，结构简单，操作弹性大1.8.3.10单、双动滑阀，塞阀均采用电液执行机构和冷壁式阀体结构1.8.4合理可靠的主风系统，并运两台离心式主风机1.841本装置再生器采用单段完全再生方式，设置一台离心式主风机为再生器供风，一台 离心式风机作备机，提量后可以开两台主风机1.8.5机组方案及特点1.8.5.1主风机：离心式主风机+电动机+烟机三机组配置，为再生器和增压机提供主风增 压机采用增压机十电机二机组配置，一开一备，该机为外取热器，外取热器返回管和待生套筒 供风1.8.5.2气压机采用两台40m3和两台78.3m3往复式压缩机1.8.6工艺流程特点1.8.6.1有针对性的采用折流杆式冷凝器分馏塔顶增设湿式空冷、分馏塔顶油气水冷系统 采用低压降折流杆式冷凝器，气压机二级出口水冷器也采用低压降折流杆式冷凝冷却器，以减 小系统压降，降低气压机的功率消耗，有利于分馏和吸收稳定系统操作与气分装置采用热能 联合，多余热量用于气分装置的热源，充分利用了装置的能量1.8.6.2机泵选用高效率的AY泵1.8.6.3汽油采用固定床式最低碱量法脱臭工艺。

采用预碱洗脱硫化氢及催化氧化法固定床无碱脱硫醇工艺，汽油、 空气和活化剂在静态混合器中充分混合后进入固定床反应器，进行脱硫醇反应，生成的二硫化物溶解在汽油中，活化 剂有利于将高分子硫醇氧化为二硫化物，从而确保汽油产品合格方程式如下：RSH+NaOH=RSNa+H2O4RSNa+2H2O+O2=2RSSR+ 4NaOH1.8.6.4干气及液化石油气脱硫部分采用 N-甲基二乙醇胺（MDEA）溶剂脱硫工艺1.8.6.5仪表计量方面大量采用了质量流量计、涡街流量计、磁浮子液位计等产品减小计量 误差1.9主要产品及其组成液态烃：主要有C3、C4组分组成汽油：主要有C5~C11的各种烃类组分组成柴油：主要有C12~C22的各种烃类组分组成1.10产品的用途液态烃主要用作气分装置原料汽油主要用途是作为以点燃式发动机为动力的各种机车燃料柴油主要用作压燃式发动机的燃料还有副产品干气、焦炭作为制氢原料、装置本身热源及炉用燃料2工艺流程简述2.1反应一再生部分原料油由装置外原料油罐（G5001、G5002）进二套催化装置，经原料油泵（P201/A、B）升压 与轻柴油（E205）、循环油浆（E210）换热，换热后温度至200~230C左右，与回炼油、常压渣油混 合后分四路经原料油雾化喷嘴进入提升管反应器，回炼油浆经原料油喷嘴上方单独的一组喷嘴 进入提升管反应器，在此与高温再生催化剂接触并迅速升温、汽化， Cat.沿提升管向上流动的同时，原料不断进行裂化反应，生成汽油、轻柴油、液化气、干气、中段油、回炼油、油浆等产 物，同时生成的焦炭覆盖在催化剂表面，使其裂化活性、选择性逐步降低，成为待生 Cat.，反应油气与待生催化剂经提升管反应器出口粗旋迅速分离。

进入沉降器之后，夹带有少量 Cat .的油气经单级旋风分离器分离催化剂后，离开沉降器进入分馏塔为抑制氢转移等二次反应和减少热裂化反应，降低干气、焦炭产率，提高轻质油品收率， 在提升管中上部设有常压直馏汽油、自产粗汽油、焦化石脑油或分馏塔顶油气分离器酸性水作 为反应终止剂的喷嘴以增加操作灵活性和弹性待生催化剂在沉降器下部的汽提段与蒸汽逆流接触，以置换催化剂所携带的油气，汽提后 的Cat经待生立管、待生塞阀、待生立管套筒进入再生器的密相床，在 690C的再生温度、富氧的条件下进行逆流完全再生，催化剂活性得到恢复并由再生斜管输送到提升管反应器循环使用再生过程的过剩热量由内、外取热器取走再生器的部分催化剂由外取热入口管进入外取 热器壳程，在流化风的作用下，呈密相向下流动在流经翅片管束间降温冷却，冷却后的 Cat .经外取热器返回管由提升风提升返回再生器密相床层中部，外取热器流化风、提升风由增压机提 供再生烟气经三组二级旋风分离器分离 Cat.后，经三旋分两支，一支进烟机回收系统，另一支经双动滑阀调节压力后合并，进入余热锅炉回收烟气的热能，使烟气温度降至 250C左右，最后经烟囱排入大气所需催化剂进装置后，通过催化剂加料斗送至催化剂罐（ V101、V103），正常由小型加料线向再生器补充新鲜催化剂，停工时由大型卸料线卸出催化剂至热催化罐（ V102 ）。

装置所需钝化剂在钝化剂罐中配制成溶液并由钝化剂泵连续注入到原料进喷嘴之前管线 中2.2分馏部分由沉降器来的反应油气进入分馏塔下部，通过人字型挡板与循环油浆逆流接触，洗涤反应 油气中的催化剂并脱除过热，使油气呈饱和状态进入分馏塔上部进行分馏分馏塔顶油气经油气热水换热器（E202A/1.2）、塔顶油气空冷器（E201/A-F）、塔顶油气冷 凝冷却器（E202B/1.2）冷却至40-45C，进入分馏塔顶油气分离器（V202）进行气液相分离，分离出 的粗汽油经粗气油泵（P203/A、B）打入吸收塔（T301）作吸收剂，富气至气压机（C30I/A-D）轻柴自分馏塔（T201）第十五、十三层自流至轻柴油汽提塔（T202），汽提后的柴油由轻柴泵 （P205/A、B）抽出，经轻柴油一原料油换热器（E205AB）、轻柴油与富吸收换热器（E215/A）、轻 柴油与热水换热器（E215/B）及轻柴水冷器（E207/A、B），使轻柴油降至40C，分为二路，一路 作为产品出装置，一路可以送至再吸收塔（T303）作再吸收剂分馏塔多余的热量分别由顶循环回流、中段循环回流、油浆循环回流取走顶循回流自（T201）第四层塔盘抽出，用顶循泵（P204/A、B）加压，经顶循环油与热水换热器（E214）顶循环 油空冷（E203AB），顶循水冷器（E204）温度降至50C后，经顶循切水罐（V203），去除顶循系统 中残留的少量水分后返回（T201）第一层。

在顶循返塔线出来一路到 P210入口，可以用顶循做 再吸收剂中段回流油自（T201）第十七层抽出，用中段循环回流泵（P206/A、B）升压，经循 环油浆一分馏中段换热器（E208）、稳定塔底重沸器（E309）、解析塔底重沸器（E306）、中段油- 热水换热器（E209A）、中段油冷却器（E209B）冷却后温度降至180C返回（T201 ）第十五层油 浆自T201底抽出经油浆泵（P208/。