发布时间 : 星期五 文章重催车间操作规程（新版） - 图文更新完毕开始阅读
6.5 空冷风机????????????????????????????? 6.6 换热器???????????????????????????????
第七章 事故预案………………………………………
7.1 事故处理原则???????????????????????????? 7.2 紧急停工方法???????????????????????????.. 7.3 事故处理预案???????????????????????????. 7.4 事故处理预案演练规定…………………………………………………………..
第八章 仪表控制系统操作法…………………………..
8.1 DCS系统概述???????????????????????????? 8.2 主要工艺操作仪表逻辑控制说明及工艺控制流程图（PID）?????? 8.3 装置自保的逻辑控制规程??????????????
8.3.1 装置自保的逻辑控制图……………………………………………………
8.3.2 装置自保的逻辑控制说明?????????????????????... 8.3.3 机组自保的逻辑控制说明?????????????????????
第九章 安全生产及环境保护……………………………
9.1 安全知识?????????????????????????????. 9.2 安全规定?????????????????????????????.. 9.3 装置防冻凝措施??????????????????????????.. 9.4 本装置历史上发生的主要事故、处理方法及经验教训……………………… 9.5 本装置易燃易暴物的安全性质：爆炸范围、闪点、自燃点???????? 9.6 本装置主要有害物、介质（易燃易爆、有毒）的有关参数?????? 9.7 本装置污染物主要排放部位和排放的主要污染物????????????
第十章 操作规定……………………………
10.1 反应岗位操作规定?????????????????????????? 10.2 分馏稳定岗位操作规定???????????????????????.. 10.3 精制岗位操作规定?????????????????????????. 10.4 机组岗位操作规定????????????????????????? 10.5 安全及其它操作规定????????????????????????
第十一章 附录………………………………………………
11.1 设备明细表???????????????????????????? 11.2 主要设备结构图?????????????????????????? 11.3 装置平面布置图?????????????????????????? 11.4 可燃气体和硫化氢报警仪布置图………………………………………………….. 11.5 装置消防设施布置图?????????????????????????.. 11.6 安全阀定压值????????????????????????????? 11.7 控制参数报警值???????????????????????????? 11.8 常用基础数据???????????????????????????
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第一章 工艺技术规程
1.1 装置概况 1.1.1 装置简介
重油催化装置是我厂的主要生产装置之一，中国石油化工总公司北京设计院一九九三年开始设计，由化工部第十一化建公司、兰州化学工业公司化建公司、新疆电力安装公司、自治区第三建筑公司等单位建设施工。装置于一九九五年三月竣工，于一九九六年四月三十日投料试车，年设计加工能力120万吨/年，设计原料是直馏蜡油、减压渣油和焦化蜡油，比例为50∶ 40∶10，主要产品有干气、液化石油气、汽油馏份、柴油馏份和油浆。
该装置于1998年进行了第一次技术改造，虽然1998年改造后运行水平、催化剂单耗、能耗水平、产品分布等均有了较大的提高，但是烟气的部分能量仍然没有完全回收，为此在2002年提出对装置进行适应性改造的项目，解决装置油浆固含偏高的问题和产品分布不理想的问题。同年由北京设计院对进行改造设计。2004年针对装置高温取热炉入口温度偏低，运行过程中容易发生爆管的问题和烟机能量回收效率低的问题，由中国石油大连设计院进行改造设计，具体设备制作由兰石所进行制作。由中石油第七建筑公司承建。 1.1.2 工艺原理
调和原料(直馏蜡油、减渣、焦蜡)与减压蜡油混合后，经预热升温至150-210℃入提升管与二再高温催化剂接触发生裂化反应，反应后催化剂经两段再生后循环使用。反应油气经分馏切割成富气，粗汽油馏份、轻柴油馏份、重柴油馏份、回炼油及油浆。富气和粗汽油馏份再经吸收塔、解析塔和稳定塔，在一定温度压力下，得到干气、液化石油气和蒸汽压合格的稳定汽油馏份产品。由于重催油浆内所含催化剂颗粒较多，胶质、沥青质等重组分较多，油浆系统易结焦，因此一般采取直接将油浆做为产品外甩至罐区，从而使油浆产品固含、密度降低。干气、液化石油气、汽油馏份进精制系统碱洗、脱硫(液化石油气和汽油馏份进一步脱硫醇)后出装置；柴油馏份则由分馏塔自流至轻柴油汽提塔，将部分轻组分汽提后送出装置。由于重油催化裂化存在热量过剩问题，本装置除采用RFCC两段再生等主要工艺特点外，还设置了外取热器系统，烟气高温取热炉系统，操作上较为完善地实现了热平衡控制。 因此，具有较大掺渣比和操作弹性,催化裂化的生产过程包括以下几个部分：
反应再生部分：其主要任务是完成原料油的转化。原料油通过反应器与催化剂接触并反应，不断输出反应产物，催化剂则在反应器和再生器之间不断循环，在再生器中通入空气烧去催化剂上的积炭，恢复催化剂的活性，使催化剂能够循环使用。烧焦放出的热量又以催化剂为载体，不断带回反应器，供给反应所需的热量，过剩热量由专门的取热设施取出加以利用。
分馏部分：主要任务是根据反应油气中各组分沸点的不同，将它们分离成富气、粗汽油、轻柴油、回炼油、油浆，并保证汽油干点、轻柴油凝固点和闪点合格。
吸收稳定部分：利用各组分之间在液体中溶解度不同把富气和粗汽油分离成干气、液化气、稳
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定汽油。控制好干气中的Ｃ3含量和Ｃ3含量、液化气中的Ｃ2和Ｃ5含量、稳定汽油的10%点。
根据以上特点，设计上采用超稳分子筛提升管反应，两段再生新工艺，配有高温混合烟气能量回收系统和外取热器系统，吸收稳定部分采用双塔流程，干气、液化石油气脱硫采用N-甲基二乙醇胺吸收法，汽油馏份脱硫醇采用梅洛克斯固定床干法脱硫醇工艺，液态烃脱硫醇采用碱液抽提氧化法工艺。重催装置自动控制采用集散控制系统(DCS)。
一九九八年十月主要对烟气能量回收系统及外取热系统进行了大规模改选，包括增加二台高温取热炉、一台蒸汽过热器及烟道部分改造，反应再生部分改造等。在处理能力不变的情况 下 ，让一二再烟气先混合燃烧后再通过高温取热炉取热控制排至烟机的烟气温度＜700℃，彻底解决尾燃问题，烟机出口至CO锅炉间增设蒸汽过热器，原CO锅炉做废锅使用，外取热器由以前下抽式改造成上抽式，增强抗爆管事故的能力。此外，为增强汽提效果和减轻二次裂化 ， 在提升管内分别增设环形人字形挡板和终止剂喷咀，为减少催化剂跑损，二再增设二级旋风分离器和溢流斗，为解决脱硫
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干气带溶剂问题，干气脱硫塔由浮阀塔改为填料塔。
2004年反应再生部分具体改造内容包括：
（1）．提升管底部新增1个予提升气体分布器，提升介质可根据气压机负荷灵活使用干气和/或蒸汽，能够使高温催化剂通过转向后加速提升，降低滑落系数，在提升管中平稳向上流动，再生催化剂与原料油接触前达到一个较为合适的速度与密度，使进料喷嘴附近形成优越的环境，促进原料油滴容易向催化剂物流渗透，有利于强化气固传质效果，加快催化剂与原料油的传热和气化反应。 （2）．在提升管油浆喷嘴的上部和下部各新增1层终止剂喷淋式喷嘴，共4个；标高分别为18米和23米处，终止介质为轻污油、除氧水或含硫污水，打入终止剂可使提升管出口温度降低，以控制二次反应和热裂化反应，改善产品分布，
（3）．汽提段拆除原有的3层汽提挡板，新增7层高效汽提挡板，并新增1组汽提蒸汽及调节阀、相应的工艺管线。
（4）．提升管出口快分由原四叶型快分更换为4组粗旋风分离器，更换后粗旋风分离器入口面积为0.28m2/组。粗旋升气管出口设有挡板对油剂进行二次分离，并升至单级旋风分离器的入口附近，粗旋料腿出口处设置预汽提蒸汽环，减少粗旋料腿携带油气在汽提段内的缩合，这种结构缩短了油气在沉降器中的停留时间，实际上油剂通过了三级分离，提高了分离效率，减少二次裂化，改善产品分布，降低油浆固含量，在技术上也是比较成熟可靠的，操作弹性大，开停工顺利。
（5）．反应沉降器内更换4组单级旋风分离器，采用BY型高效旋风分离器，更换后旋风分离器入
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口面积为0.259728m/组。
（6）．第二再生器（C-2103）原稀相段加高6.0米，相应的再生器烟道、旋分料腿需进行改造，同时原有的一些仪表嘴子也需作相应的移位、重新安装。 （7）．二再外旋料腿由原有的φ内590更换为φ内700。
（8）．在利旧原有电机的情况下，改造2台增压机，更换压缩机流通部分，以提高增压风量，解决空气提升管内催化剂流化问题。 分馏和吸收稳定部分
(1)分馏塔中部16#新增1个轻柴油全抽出口、将原12#塔板改为一中回流集油箱，并更换3层浮阀塔盘，拆除2层浮阀塔盘，用于增产柴油。
(2)分馏部分出于增产轻柴油的生产方案，需新增和修改部分仪表控制方案。
(3)吸收塔2个中段回流冷却器（E-2307/1.2和E-2308/1.2）各新增1台冷却器，型号为：BES700-120-6/25-4，共2台重叠安装。
(4)2台气压机出口空冷器由2管程改为1管程，改后型号为：P9X3-4-129-25S-23.4RL-Ia，共2片。 (5)由于改造后补充吸收剂量增加，需更换2台补充吸收剂泵（P-2304/1.2）及电机，更换后电机型号为：100AYⅡ120X2B，电机为：YB280S-2W，75KW。
(6)本次改造将分馏塔20层以上塔盘和吸收塔（C-2301）、稳定塔（C-2303）、解析塔（C-2302）、再吸收塔（C-2304）浮阀塔盘更换为清华大学泽华公司的专利产品ADV高效浮阀塔盘，以提高塔盘传质效果，提高产品质量。
(7)本次改造柴油流程增加一台换热器，用以加热除氧水，同时对原有的柴油冷却流程进行了具体的调整。
(8)本次改造新增加顶循加热原料的流程，在E-2212一中入口阀后增加顶循环回流的跨线。 余热锅炉部分
2004年改造新增1台省煤器和一段蒸汽过热器，省煤器用于加热锅炉给水，提高给水温度同时使烟气温度降到200℃以下，蒸汽过热器过热自产中压蒸汽。同时将原有的高温取热炉更换为烟管式高温换热器。通过改造后可节约装置能耗。
2004年8月改造项目完成施工。
本装置划分为反应机组、分馏稳定精制两大岗位。
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本装置设计总投资8亿元，占地面积44544米。 1.1.3 工艺流程及说明 1.1.3.1 催化裂化部分
1） 反应-再生
装置用原料为调和油和冷蜡油，其中调和油由减压蜡油、减压渣油和焦化蜡油在原料罐区按一定的掺渣比例调和好后进装置冷原料油泵（既调和油泵P2202/2-3），冷蜡油由罐区来送至装置冷原料油泵（既冷蜡油泵P2202/1-2），调和油和冷蜡油由装置冷原料油泵抽至静态混合器(D-2213)进行混合，然后一起并入原料油缓冲罐(D-2203) ， 用原料油泵(P-2201/1-3)抽出，依次经过原料-分馏一中换热器(E-2212/1-2)和原料-油浆换热器(E-2201/1-2)升温至150℃～210℃后进入提升管底部，原料油与雾化蒸汽在进料喷嘴混合室混合后，原料被雾化经过四个进料喷嘴喷出的油料雾滴与从二再来的高温再生催化剂接触并立即汽化，裂化成轻质产品(汽油馏份、柴油馏份、液化石油气)并生成油浆、干气和焦炭，专门设计的原料注入系统保证了原料油转化成轻质产品的最高转化率，最大限度减少生 焦。原料气化热及反应热由高温再生催化剂来提供，即提升管出口温度由再生滑阀开度控制 ，为使待生催化剂与再生催化剂上含炭量的差值控制在1.2%(重)以下，即剂油必须维持在6 ～8以内，因此必须调整一再、二再烧焦分配，原料预热温度以及提升管出口温度。
反应油气、水蒸汽、催化剂先经提升管出口4组粗旋风分离器分离出大部分催化剂， 再经沉降器(C-2101)中的单级旋风分离器分离出携带的催化剂。反应生成的惰性物质、蒸汽等连同微量的催化剂细粒至催化分馏塔底部。分馏塔底部油浆固含量，一般控制在低于6g /l。
分出的催化剂通过料腿将催化剂返回到汽提段。料腿装有翼阀，并浸没在汽提段床层中，保证具有正压密封，防止气体短路。汽提段蒸汽环通入蒸汽使床层保持流化状态，并置换掉催化剂夹带的烃蒸汽，经汽提后的催化剂通过待生滑阀进入船形分布器，然后进入一级再生器密相床层顶部，待生催化剂滑阀可调节汽提段料位。
第一级再生器在比较缓和的条件下进行操作，部分燃烧焦炭，操作压力≧0.31MPa ，温度
≧720℃，在床层中烧掉全部焦中的氢及部分炭，烧炭的多少可视进料轻重不同而异，炭的燃烧量和再生器温度由允许进入一级再生器风量来控制，以便获得灵活的操作条件 。由于有水蒸汽存在，第一再生器的温度要相对控制低一些，以便将催化剂水热失活控制在最小程度，含有CO的烟道气与第二再生器出来的烟道气混合后进入能量回收系统及热能回收系统(高温取热炉和余热锅炉)。
从第一级再生器出来的半再生催化剂，经过半再生立管，半再生滑阀进入空气提升管，由增压机将主风升压后作为增压风(其量约占二再燃烧空气量1/3)将催化剂提升到第二再生器， 第二再生器操作压力在≧0.37MPa，温度在 ≧800℃下操作。
催化剂进入第二级再生器空气环下部，均匀地分开，剩余的碳用过量氧气在完全燃烧的情况下全部生产CO2，由于在第一再生器中烧掉几乎全部的氢从而降低了第二级再生器中水蒸汽分压，使第二级再生器可以在更高的温度下操作而不会造成催化剂水热失活。
第二级再生器除空气环外，还有二级旋风器和溢流斗，催化剂自一再和外取热器下流至J型管，经提升风提升后进入二再，并通过一、二级旋风分离器的分离后，热的再生催化剂从第二级再生器流出进入脱气罐，并顺次进入再生斜管，为使在主管部分获得平稳而均匀地流动效果，顺催化剂流动方向设置了许多松动点，使再生滑阀前的蓄压稳定并维持在需要的范围内，然后经再生滑阀进入提升管底部，实现催化剂连续循环。
为维持两器热平衡，增加操作灵活性，在第一再生器旁设置可调热量上抽式外取热器。由第一再生器引出高温催化剂(615～695℃)流入外取热器(C-2105)后，经取热列管间隙自上向下流动。取热管浸于流化床内，管内走水，取热器底部通入流化空气，以维持良好流化，造成流化床催化剂对直立浸没管的良好传热。经换热后的催化剂温降250-300℃左右，通过主管及外取热器下滑阀流入空气提升管与部分半再生剂混合后由增压风提升至第二级再生器。
取热器用的脱氧水自余热锅炉来，进入汽包(D-2118)与外热器换热出来的汽水混合物混合 ， 换
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