催化裂化装置吸收稳定单元停工操作法
催化裂化装置吸收稳定单元开工操作法
催化裂化装置吸收稳定单元开工操作法一、气密置换1．吸收稳定单元用低压蒸汽充压至1.2MPa气密试验，合格后进行氮气置换，多点采样至O2含量＜0.5％为合格。
2.轻燃油脱硫部分气密试验利用吸收稳定系统气密试验合格后排放气体充压至0.3MPa，合格后R26101AB充氮气置换，多点采样至O2含量＜0.5％为合格。
二、引氮气充压，吸收稳定引轻燃油三塔循环1.吸收稳定系统引N2充压至0.3MPa。
2.投用吸收稳定系统所有冷却器，空冷可暂不投用。
3.引轻燃油流程如下：管线P22222管线P22221FV22218T22301V22302P22301FV22307E22307T22304P22305FV22306T22302V22302、T22301、T22302、T22304液位控制在60％，静止脱水。
4.建立三塔循环，准备接受富气和粗轻燃油，流程如下:T22301V22302P22301T22302P22307T22304P22305三、接收富气、粗轻燃油1. E22306引低压蒸汽，打通凝结水后路流程，解吸塔开始升温；随分馏单元开车一中建立的循环，E22310引一中热源缓慢升温，维持好三塔循环。
2.随解吸塔、稳定塔温度的升高，逐渐将粗轻燃油慢慢改进T22301，控制T22301液位LRCA22301在50％。
3.关小气压机放火炬阀，缓慢开启富气压缩机出口阀向吸收稳定系统并富气，控制升压速度，根据需要开启空冷E22301A～D，建立T22301两个中段回流，并适时向富气注水，V22302及时脱水。
控制V22302液位LRCA22307在50％；控制污水界面LRCA22308在30～40％。
4.T22303压力由PIC22301控制在1.25MPa。
5.随着T22302进料量的增加，相应提高塔底重沸器的加热蒸汽量，减少脱乙烷轻燃油夹带不凝气量。
控制T22302塔底温度在119℃左右。
6.随着T22304进料量的增加，改变塔底重沸器三通阀的开度，相应提高分馏一中进塔底重沸器的流量，控制塔底温度在179℃左右。
催化裂化吸收稳定流程说明
催化裂化吸收稳定步骤说明一、工艺步骤叙述催化装置吸收稳定系统步骤模拟步骤图如图1 所表示。
由分馏塔顶油气分离器来富气经富气压缩机压缩到 1.6MPa（绝）。
压缩富气与解吸塔顶解吸气混合经气压机出口冷却器冷至55℃, 再与吸收塔底油混合, 经气压机出口后冷器冷至40℃, 进入平衡罐（D-301）分离出气相（富气）及液相（凝缩油）。
吸收塔（C-301）位于脱吸塔（C-302）上部, 压力1.4MPa（绝）。
由平衡罐来富气进入吸收塔下部, 自稳定塔返回补充吸收剂和分馏塔来粗汽油均进入吸收塔顶部, 与气体逆流接触。
吸收塔设有两个中段回流, 用以取走吸收过程所释放热量, 避免塔内温度上升过高。
中段回流自第14 层及第21 层用泵P3 及P4 抽出, 分别经水冷器（E-306, E-307）冷至40℃, 返塔第15 层及第22 层上方, 吸收塔底釜液饱和吸收油返回到上游与压缩富气混合。
吸收塔顶采出贫气, 进入再吸收塔（C-304）底部, 与轻柴油吸收剂逆流接触, 吸收贫气中汽油组分。
塔顶压力为1.3～1.4MPa（绝）, 塔顶干气为装置副产品。
塔底富吸收油返回分馏塔。
D-301 底凝缩油经泵P1 加压, 与稳定汽油换热（E-304）至70℃进入解吸塔C-302 上部, 塔顶压力1.6MPa（绝）。
解吸塔底重沸器E-301 由分馏塔一中回流供热。
解吸塔顶气返回至E-305 前与压缩富气混合。
C-302 塔底脱乙烷汽油经稳定塔进料泵与稳定汽油换热（E-302）至165℃入稳定塔（C-303）。
C-303 塔顶压力1.17MPa（绝）, 塔底重沸器E-303由分馏二中回流供热。
液化气组分由C-303 顶馏出, 经水冷器（E-308）冷却至40℃, 入回流罐（D-302）。
液化气经回流泵加压（P-304）后, 一部分作为顶回流, 另一部分出装置。
稳定塔釜液稳定汽油先与脱乙烷汽油换热（E-302）至161.4℃, 再与凝缩油换热（E-304）至130℃, 再经除盐水冷却器（E-309）冷至40℃, 一部分出装置, 一部分用泵P6 打入塔C-301 顶作补充吸收剂。
催化裂化装置气分单元停工操作法
催化裂化装置气分单元停工操作法一、气分装置停车操作1.停车前各塔罐液位逐渐降低至20％左右。
2.接到停车指令后，切断进料，关闭V24001进料调节阀和手阀。
3.注意观察V24001罐液面，当P24001抽空V24001罐无物料时，停P24001。
4.T24001切断进料后，逐渐减少T24001回流量，减小E24002加热蒸汽量，当V24002罐无物料时，切出E24003。
停T24001回流泵P24002和T24002进料泵P24003，T24001底物料自压去中间罐区，压空后关闭塔底抽出阀，逐步减少塔底重沸器加热蒸汽量，缓慢降温，最后全关蒸气调节阀FV24153。
5.T24002停止进料后，逐渐减少T24002回流量，减小E24004加热蒸汽量，当回流罐V24003无物料后，停回流泵P24004，切出E24005，维持T24002塔压力，待T24002底物料压空后，停止向T24003A进料，关塔底抽出阀，逐步减少塔底重沸器加热蒸汽量，缓慢降温，最后全关FV24157。
6.停T24003A进料时，逐渐减少T24003A塔底取热量，维持T24003B塔底返回量，丙烯产品走不合格线出装置，逐渐减少T24003B顶回流量，加大出装量，同时注意T24003B 底液面，减少内回流量。
7.T24003A/B塔物料全部由丙烷不合格线出装。
8.当V24004无物料时，停回流泵P24006和丙烯产品泵P24007；T24003B底液位空时，停精丙烯塔中间泵P24005，T24003A塔底物料自压出装。
二、系统退料、泄压1.操作要点(1)改好残余物料出装流程。
(2)全装置共分3个系统：T24001塔系统、T24002塔系统、精丙烯塔系统。
各个系统必须隔开，严禁窜压。
(3)按压力由高到低的顺序，先后打开T24002、V24003、T24001、V24002、T24003A、T24003B、V24004底部停工抽出阀，启动P24009抽残料出装。
催化裂化装置反应再生单元停工操作法
催化裂化装置反应再生单元停工操作法一、反应切断进料，停富气压缩机1. 首先将重油提升管酸性水、粗轻燃油、船燃油、以及轻燃油提升管急冷油、凝缩油、回炼液化气进料停止；同时将两个提升管预提升干气改为预提升蒸汽。
2. 重油提升管以10t/h的速度降低进料负荷，轻燃油提升管保持相同速率降低轻燃油进料，同时联系油品罐区降低原料油进装量，使V22201液位降至20％。
3. 缓慢关闭烟机入口蝶阀，待烟机入口碟阀全关后，全关烟机入口闸阀，再生压力由烟机旁路双动滑阀控制。
4. 反应进料降量要平稳，随着生焦量的减少，相应的减少主风量，控制烟气氧含量维持在3～5％，同时保证再生器出口温度≮650℃，温度低可喷燃烧油，控制反应温度在510℃左右。
5. 随着反应负荷降低，外取热器、油浆、塔底油及二中取热量会逐渐减少，因此要逐步提高开工锅炉的发汽量，保证系统蒸汽压力平稳。
6. 随着反应负荷降低，调整富气压缩机转速，逐步降低反应压力至80KPa；再生压力相应降至100KPa。
7. 当重油进料量降至60t/h时，首先关闭轻燃油提升管进料，再投重油提升管进料联锁，切断进料，原料油改走关原料油进料喷嘴切断回炼油回炼，。
V22202事故旁通线去手阀。
8. 反应切断进料，两器循环烧焦2小时后，再生器喷燃烧油维持系统温降速度小于30℃/h。
9. 反应切断进料后，富气压缩机反飞动阀全开，此时反应压力改由富气机入口大、小放火炬阀控制，此时应控制好两器压力平衡，避免压力波动过大。
10. 视低压蒸汽用量，关闭富气压缩机透平蒸汽，停富气压缩机。
关闭富气压缩机进出口气动闸阀，润滑油油运30分钟后停润滑油循环。
二、转、卸催化剂1. 反应切断进料，可启用再生器大型卸料线开始卸剂，控制卸料温度≯430℃，卸料过程应密切注意管线及催化剂罐受热情况。
2. 当提升管出口温度低于480℃，此时可进行转剂，应维持负压差(再生器压力100KPa，反应器压力120KPa)，先关死两个再生滑阀(应现场手动摇死)，将反应器内催化剂转入再生器。
催化裂化装置工艺中吸收稳定的流程简述
催化裂化装置工艺中吸收稳定的流程简述下载提示：该文档是本店铺精心编制而成的，希望大家下载后，能够帮助大家解决实际问题。
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催化裂化装置停工方案
重油催化裂化装置主要工艺流程说明
重油催化裂化装置主要工艺流程说明一. 反再系统1.反应部分混合蜡油和常(减)压渣油分别由罐区原料罐送入装置内的静态混合器(D-214)混合均匀后，进入原料缓冲罐(D-203/1)，然后用原料泵(P-201/1.2)抽出，经流量控制阀（8FIC-230）后与一中回流换热(E-212/1.2)，再与油浆(E-201/1.2)换热至170～220℃，与回炼油一起进入静态混合器（D-213）混合均匀。
在注入钝化剂后分三路(三路设有流量控制)与雾化蒸汽一起经六个进料喷嘴进入提升管，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(液化气、汽油、柴油)并生成油浆、干气及焦炭。
新增焦化蜡油流程：焦化蜡油进装后先进焦化蜡油缓冲罐（D-203/2），然后经焦化蜡油泵（P-201/3.4）提压至1.3MPa 后分为两路：一路经焦化蜡油进提升管控制阀（8FIC242）进入提升管反应器的回炼油喷嘴或油浆喷嘴，剩余的焦化蜡油经另一路通过D-203/2的液位控制阀（8LIC216）与进装蜡油混合后进入原料油缓冲罐（D-203/1）。
新增常压热渣油流程：为实现装置间的热联合，降低装置能耗，由南常减压装置分出一路热常渣（约350℃），经8FIQC530直接进入D-213（原料油与回炼油混合器）前，与原料混合均匀后进入提升管原料喷嘴。
反应油气、水蒸汽、催化剂经提升管出口快分器分离出大部分催化剂，反应油气经过沉降器稀相沉降，再经沉降器(C-101)内四组单级旋风分离器分离出绝大部分催化剂，反应油气、蒸汽、连同微量的催化剂细粉经大油气管线至分馏塔人档下部。
分馏塔底油浆固体含量控制<6g/L。
旋分器分出的催化剂通过料腿返回到汽提段，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，汽提蒸汽经环形分布器进入汽提段的上中下三个部位使催化剂不仅处于流化状态，并汽提掉催化剂夹带的烃油气，汽提后的催化剂通过待生滑阀进入一再催化剂分布器。
200万吨年催化裂化装置吸收稳定系统开工操作方法优化
延安炼油厂联合二车间200万吨/年催化裂化装置投产于2006年11月，目前已运行了六个周期。
2015年5月，通过对前几周期开工过程中的经验和教训进行总结，对吸收稳定系统的开工操作方法进行了优化，减少了开工损失和环境污染，消除了开工过程中的安全隐患。
一、开气压机过程中出口不放火炬1.问题的提出。
在200万吨/年催化裂化装置历年开工过程中，提升管喷油前，通过在分馏塔顶油气分离罐（D-2201）内充瓦斯，来供给气压机介质，满足气压机开机介质的要求（气压机倒开车）。
反应进料后，在气压机运转正常前，吸收稳定系统与气压机切断，气压机出口放火炬，直到气压机运转正常后，将压缩富气并入吸收稳定系统，关闭出口放火炬。
在此过程中，大量富气放入火炬，损失了富气中的液化气、汽油和干气，既增加了装置开工成本又造成了周边环境污染。
2.操作方法优化。
200万吨/年催化裂化装置开工过程中对气压机开机过程中的操作方法进行了调整，提升管喷油后，富气通过气压机压缩后，直接进入吸收稳定系统，由再吸收塔顶压控阀控制吸收塔压力（气压机出口压力），最终实现气压机开机出口不放火炬的目的。
3.操作要点及注意事项（1）在反应喷油前，气压机组必须达到可调转速内平稳运行，气压机出、入口阀门打开，反应、分馏、气压机和吸收稳定连通，且吸收稳定系统具备随时接收压缩富气的条件。
（2）在气压机开机提速过程中，吸收稳定岗位多余的压缩富气送至了三联合，吸收稳定岗位与三联合相关岗位要积极配合，保证干气后路流程畅通。
（3）吸收稳定岗位与机组岗位要密切联系，将吸收系统压力控制在合适的范围内，以免因压力过高造成气压机备压高，影响气压机开机过程中的安全运行。
（4）气压机升速至正常值且工况稳定后，缓慢提吸收塔压力至正常值。
二、 开工初期粗汽油直接进稳定塔1.问题的提出。
200万吨/年催化装置在历年的开工过程中，反应进料前后，吸收稳定岗位一直保持三塔循环直至操作正常（图1），开工期间分馏岗位粗汽油可通过次品汽油线直接送至油品罐区和粗汽油进入吸收塔通过三塔循环正常流程后再经次品汽油线送至罐区两种输送方式。
催化裂化装置反应再生单元停工操作法
催化裂化装置反应再生单元停工操作法一、反应切断进料，停富气压缩机1. 首先将重油提升管酸性水、粗轻燃油、船燃油、以及轻燃油提升管急冷油、凝缩油、回炼液化气进料停止；同时将两个提升管预提升干气改为预提升蒸汽。
2. 重油提升管以10t/h的速度降低进料负荷，轻燃油提升管保持相同速率降低轻燃油进料，同时联系油品罐区降低原料油进装量，使V22201液位降至20％。
3. 缓慢关闭烟机入口蝶阀，待烟机入口碟阀全关后，全关烟机入口闸阀，再生压力由烟机旁路双动滑阀控制。
4. 反应进料降量要平稳，随着生焦量的减少，相应的减少主风量，控制烟气氧含量维持在3～5％，同时保证再生器出口温度≮650℃，温度低可喷燃烧油，控制反应温度在510℃左右。
5. 随着反应负荷降低，外取热器、油浆、塔底油及二中取热量会逐渐减少，因此要逐步提高开工锅炉的发汽量，保证系统蒸汽压力平稳。
6. 随着反应负荷降低，调整富气压缩机转速，逐步降低反应压力至80KPa；再生压力相应降至100KPa。
7. 当重油进料量降至60t/h时，首先关闭轻燃油提升管进料，再投重油提升管进料联锁，切断进料，原料油改走事故旁通线去V22202。
切断回炼油回炼，关原料油进料喷嘴手阀。
8. 反应切断进料，两器循环烧焦2小时后，再生器喷燃烧油维持系统温降速度小于30℃/h。
9. 反应切断进料后，富气压缩机反飞动阀全开，此时反应压力改由富气机入口大、小放火炬阀控制，此时应控制好两器压力平衡，避免压力波动过大。
10. 视低压蒸汽用量，关闭富气压缩机透平蒸汽，停富气压缩机。
关闭富气压缩机进出口气动闸阀，润滑油油运30分钟后停润滑油循环。
二、转、卸催化剂1. 反应切断进料，可启用再生器大型卸料线开始卸剂，控制卸料温度≯430℃，卸料过程应密切注意管线及催化剂罐受热情况。
2. 当提升管出口温度低于480℃，此时可进行转剂，应维持负压差(再生器压力100KPa，反应器压力120KPa)，先关死两个再生滑阀(应现场手动摇死)，将反应器内催化剂转入再生器。
催化裂化操作规程
寿光市鲁清防水建材有限公司重油催化裂化装置操作规程第一章装置生产任务和概况我公司重油催化裂化装置是重质油加工的主要装置，以混合蜡油掺炼部分常压渣油为原料，使用分子筛催化剂，生产高辛烷值汽油、轻柴油和液化气等。
工程设计采用国内开发的先进可靠的工艺技术，成熟可靠的新设备、新材料等，装置技术先进，经济合理。
采用集散控制系统（DCS），提高自动控制水平。
设备及仪表立足国内，尽量采用“清洁工艺”减少环境污染，严格遵循环保、安全卫生等有关规定，确保装置安全生产。
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经验，确保装置投产后高水平，安、稳、长、满、优生产。
1 装置概况1.1装置为新建催化裂化装置。
1.2装置规模设计公称能力为50×104T/a，实际可达60×104T/a，LPG收率为12～22%(w)。
1.3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胜利蜡油、海洋油、辽河油、新疆油等，并掺炼20%常渣。
1.5产品方案生产方案采用多产液化石油气（尤其是丙烯）和高辛烷值汽油或汽油降烯烃的MIP 工艺，也可根据实际情况调整操作。
1.6催化剂及助剂采用RAG系列、COR系列催化剂为主，同时采用金属钝化剂、CO助燃剂、油浆阻垢剂、高效脱硫剂、中和缓蚀剂等。
1.7设计内容和范围本装置包括反应—再生部分、分馏部分、吸收稳定部分、离心式主风机部分、余热锅炉及产汽部分、气压机部分、产品精制部分、酸性水汽提部分。
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。
以常压渣油为原料，在较高的反应温度、较深的反应深度、较低的油气分压、较高的剂油比，并在添加了择型分子筛的专用催化剂的作用下进行催化裂解反应，生产较多的丙烯及高辛烷值汽油。
催化裂化的装置简介及工艺流程
催化裂化(de)装置简介及工艺流程概述催化裂化技术(de)发展密切依赖于催化剂(de)发展.有了微球催化剂,才出现了流化床催化裂化装置；分子筛催化剂(de)出现,才发展了提升管催化裂化.选用适宜(de)催化剂对于催化裂化过程(de)产品产率、产品质量以及经济效益具有重大影响.催化裂化装置通常由三大部分组成,即反应/再生系统、分馏系统和吸收稳定系统.其中反应––再生系统是全装置(de)核心,现以高低并列式提升管催化裂化为例,对几大系统分述如下：（一）反应––再生系统新鲜原料(减压馏分油)经过一系列换热后与回炼油混合,进入加热炉预热到370℃左右,由原料油喷嘴以雾化状态喷入提升管反应器下部,油浆不经加热直接进入提升管,与来自再生器(de)高温(约650℃~700℃)催化剂接触并立即汽化,油气与雾化蒸汽及预提升蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒~8米/秒(de)高线速通过提升管,经快速分离器分离后,大部分催化剂被分出落入沉降器下部,油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带(de)催化剂后进入分馏系统.积有焦炭(de)待生催化剂由沉降器进入其下面(de)汽提段,用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上(de)少量油气.待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器,与来自再生器底部(de)空气(由主风机提供)接触形成流化床层,进行再生反应,同时放出大量燃烧热,以维持再生器足够高(de)床层温度(密相段温度约650℃~680℃).再生器维持~(表)(de)顶部压力,床层线速约米/秒~米/秒.再生后(de)催化剂经淹流管,再生斜管及再生单动滑阀返回提升管反应器循环使用.烧焦产生(de)再生烟气,经再生器稀相段进入旋风分离器,经两级旋风分离器分出携带(de)大部分催化剂,烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱.再生烟气温度很高而且含有约5%~10%CO,为了利用其热量,不少装置设有CO锅炉,利用再生烟气产生水蒸汽.对于操作压力较高(de)装置,常设有烟气能量回收系统,利用再生烟气(de)热能和压力作功,驱动主风机以节约电能.（二）分馏系统分馏系统(de)作用是将反应/再生系统(de)产物进行分离,得到部分产品和半成品.由反应/再生系统来(de)高温油气进入催化分馏塔下部,经装有挡板(de)脱过热段脱热后进入分馏段,经分馏后得到富气、粗汽油、轻柴油、重柴油、回炼油和油浆.富气和粗汽油去吸收稳定系统；轻、重柴油经汽提、换热或冷却后出装置,回炼油返回反应––再生系统进行回炼.油浆(de)一部分送反应再生系统回炼,另一部分经换热后循环回分馏塔.为了取走分馏塔(de)过剩热量以使塔内气、液相负荷分布均匀,在塔(de)不同位置分别设有4个循环回流：顶循环回流,一中段回流、二中段回流和油浆循环回流.催化裂化分馏塔底部(de)脱过热段装有约十块人字形挡板.由于进料是460℃以上(de)带有催化剂粉末(de)过热油气,因此必须先把油气冷却到饱和状态并洗下夹带(de)粉尘以便进行分馏和避免堵塞塔盘.因此由塔底抽出(de)油浆经冷却后返回人字形挡板(de)上方与由塔底上来(de)油气逆流接触,一方面使油气冷却至饱和状态,另一方面也洗下油气夹带(de)粉尘.（三）吸收--稳定系统从分馏塔顶油气分离器出来(de)富气中带有汽油组分,而粗汽油中则溶解有C3、C4甚至C2组分.吸收––稳定系统(de)作用就是利用吸收和精馏(de)方法将富气和粗汽油分离成干气(≤C2)、液化气(C3、C4)和蒸汽压合格(de)稳定汽油.装置简介（一）装置发展及其类型1．装置发展催化裂化工艺产生于20世纪40年代,是炼油厂提高原油加工深度(de)一种重油轻质化(de)工艺.20世纪50年代初由ESSO公司(美国)推出了Ⅳ型流出催化装置,使用微球催化剂(平均粒径为60—70tan),从而使催化裂化工艺得到极大发展.1958年我国第一套移动床催化裂化装置在兰州炼油厂投产.1965年我国自己设计制造施工(de)Ⅳ型催化装置在抚顺石油二厂投产.经过近40年(de)发展,催化裂化已成为炼油厂最重要(de)加工装置.截止1999年底,我国催化裂化加工能力达8809.5×104t／a,占一次原油加工能力(de)33．5％,是加工比例最高(de)一种装置,装置规模由(34—60)×104t ／a发展到国内最大300×104t／a,国外为675×104t／a.随着催化剂和催化裂化工艺(de)发展,其加工原料由重质化、劣质化发展至目前全减压渣油催化裂化.根据目(de)产品(de)不同,有追求最大气体收率(de)催化裂解装置(DCC),有追求最大液化气收率(de)最大量高辛烷值汽油(de)MGG工艺等,为了适应以上(de)发展,相应推出了二段再生、富氧再生等工艺,从而使催化裂化装置向着工艺技术先进、经济效益更好(de)方向发展.2．装置(de)主要类型催化裂化装置(de)核心部分为反应—再生单元.反应部分有床层反应和提升管反应两种,随着催化剂(de)发展,目前提升管反应已取代了床层反应.再生部分可分为完全再生和不完全再生,一段再生和二段再生(完全再生即指再生烟气中CO含量为10—6级).从反应与再生设备(de)平面布置来讲又可分为高低并列式和同轴式,典型(de)反应—再生单元见图2—4、图2—5、图2—6、图2—7,其特点见表2—11.（二）装置单元组成与工艺流程1.组成单元催化裂化装置(de)基本组成单元为：反应—再生单元,能量回收单元,分馏单元,吸收稳定单元.作为扩充部分有：干气、液化气脱硫单元,汽油、液化气脱硫醇单元等.各单元作用介绍如下.(1)反应—再生单元重质原料在提升管中与再生后(de)热催化剂接触反应后进入沉降器(反应器),油气与催化剂经旋风分离器与催化剂分离,反应生成(de)气体、汽油、液化气、柴油等馏分与未反应(de)组分一起离开沉降器进入分馏单元.反应后(de)附有焦炭(de)待生催化剂进入再生器用空气烧焦,催化剂恢复活性后再进入提升管参加反应,形成循环,再生器顶部烟气进入能量回收单元.(2)三机单元所谓三机系指主风机、气压机和增压机.如果将反一再单元作为装置(de)核心部分,那么主风机就是催化裂化装置(de)心脏,其作用是将空气送人再生器,使催化剂在再生器中烧焦,将待生催化剂再生,恢复活性以保证催化反应(de)继续进行.增压机是将主风机出口(de)空气提压后作为催化剂输送(de)动力风、流化风、提升风,以保持反—再系统催化剂(de)正常循环.气压机(de)作用是将分馏单元(de)气体压缩升压后送人吸收稳定单元,同时通过调节气压机转数也可达到控制沉降器顶部压力(de)目(de),这是保证反应再生系统压力平衡(de)一个手段.(3)能量回收单元利用再生器出口烟气(de)热能和压力使余热锅炉产生蒸汽和烟气轮机作功、发电等,此举可大大降低装置能耗,目前现有(de)重油催化裂化装置有无此回收系统,其能耗可相差1／3左右.(4)分馏单元沉降器出来(de)反应油气经换热后进入分馏塔,根据各物料(de)沸点差,从上至下分离为富气(至气压机)、粗汽油、柴油、回炼油和油浆.该单元(de)操作对全装置(de)安全影响较大,一头一尾(de)操作尤为重要,即分馏塔顶压力、塔底液面(de)平稳是装置安全生产(de)有力保证,保证气压机人口放火炬和油浆出装置系统(de)通畅,是安全生产(de)必备条件. (5)吸收稳定单元经过气压机压缩升压后(de)气体和来自分馏单元(de)粗汽油,经过吸收稳定部分,分割为干气、液化气和稳定汽油.此单元是本装置甲类危险物质最集中(de)地方.(6)产品精制单元包括干气、液化气脱硫和汽油液化气脱硫醇单元该两部分,干气、液化气在胺液(乙醇胺、二乙醇胺、Ⅳ—甲基二乙醇胺等)作用下、吸收干气、液化气中(de)H2S气体以达到脱除H2S(de)目(de).汽油和液化气在碱液状态中在磺化酞氰钴或聚酞氰钻作用下将硫醇氧化为二硫化物,以达到脱除硫醇(de)目(de).2．工艺流程工艺原则流程见图2—8.原料油由罐区或其他装置(常减压、润滑油装置)送来,进入原料油罐,由原料泵抽出,换热至200—300°C左右,分馏塔来(de)回炼油和油浆一起进入提升管(de)下部,与由再生器再生斜管来(de)650～700°C再生催化剂接触反应,然后经提升管上部进入分馏塔(下部)；反应完(de)待生催化剂进入沉降器下部汽提段.被汽提蒸汽除去油气(de)待生剂通过待生斜管进入再生器下部烧焦罐.由主风机来(de)空气送人烧焦罐烧焦,并同待生剂一道进入再生器继续烧焦,烧焦再生后(de)再生催化剂由再生斜管进人提升管下部循环使用.烟气经一、二、三级旋分器分离出催化剂后,其温度在650～700°C,压力0．2-0．3MPa(表),进人烟气轮机作功带动主风机,其后温度为500—550°C,压力为0．01MPa(表)左右,再进入废热锅炉发生蒸汽,发汽后(de)烟气(温度大约为200℃左右)通过烟囱排到大气.反应油气进入分馏塔后,首先脱过热,塔底油浆(油浆中含有2%左右催化剂)分两路,一路至反应器提升管,另一路经换热器冷却后出装置.脱过热后油气上升,在分馏塔内自上而下分离出富气、粗汽油、轻柴油、回炼油.回炼油去提升管再反应,轻柴油经换热器冷却后出装置,富气经气压机压缩后与粗汽油共进吸收塔,吸收塔顶(de)贫气进入再吸收塔由轻柴油吸收其中(de)C4-C5,再吸收塔顶干气进入干气脱硫塔脱硫后作为产品出装置,吸收塔底富吸收油进入脱吸塔以脱除其中(de)C2.塔底脱乙烷汽油进入稳定塔,稳定塔底油经碱洗后进入脱硫醇单元脱硫醇后出装置,稳定塔顶液化气进入脱硫塔脱除H,S,再进入脱硫醇单元脱硫醇后出装置.(脱硫脱硫醇未画出)（三）化学反应过程1．催化裂化反应(de)特点催化裂化反应是在催化剂表面上进行(de),其反应过程(de)7个步骤如下：①气态原料分子从主流扩散到催化剂表面；②原料分子沿催化剂外向内扩散；③原料分子被催化剂活性中心吸附；④原料分子发生化学反应；⑤产品分子从催化剂内表面脱附；⑥产品分子由催化剂外向外扩散；⑦产品分子扩散到主流中.重质原料反应生成目(de)产品可用下图表示：2．催化裂化反应种类石油馏分是由十分复杂(de)烃类和非烃类组成,其反应过程十分复杂,种类繁多,大致分为几个类型.(1)裂化反应是主要(de)反应.即C—C键断裂,大分子变为小分子(de)反应.(2)异构化反应是重要(de)反应.即化合物(de)相对分子量不变,烃类分子结构和空间位置变化,所以催化裂化产物中会有较多异构烃.(3)氢转移反应是一个烃分子上(de)氢脱下来加到另一个烯烃分子上,使其烯烃饱和,该反应是催化裂化特有(de)反应.虽然氢转移反应会使产品安定性变好,但是大分子(de)烃类反应脱氢将生成焦炭.(4)芳构化反应烷烃、烯烃环化生成环烷烃和环烯烃,然后进一步氢转移反应生成芳烃,由于芳构化反应使汽油、柴油中芳烃较多.除以上反应外,还有甲基转移反应、叠合反应和烷基化反应等.（四）主要操作条件及工艺技术特点1．主要操作条件因不同(de)工艺操作条件不尽相同,表2—12列出一般一段再生催化裂化(de)主要操作条件.2．工艺技术特点(1)微球催化剂(de)气—固流态化催化裂化确切一点应该叫作流化催化裂化.微球催化剂(60—70／1m 粒径)在不同气相线速下呈现不同状态,可分为固定床(即催化剂不动)、流化床(即催化剂只在一定(de)空间运动)和输送床(即催化剂与气相介质一同运动而离开原来(de)空间)三种.过程是流化床,所以微球催化剂(de)气—固流态化是催化裂化工艺得以发展(de)基础,从而使反应—再生能在不同(de)条件下得以实现.(2)催化裂化(de)化学反应最主要(de)反应是大分子烃类裂化为小分子烃类(de)化学反应,从而使原油中大于300℃馏分(de)烃类生成小分子烃类、气体、液化气、汽油、柴油等,极大地增加了炼油厂(de)轻质油收率,并能副产气体和液化气.（五）催化剂及助剂1．催化剂烃类裂化反应,应用热裂化工艺也能完成,但是有了催化剂(de)参加,其化学反应方式不同,所以导致二类工艺(de)产品性质和产品分布都不同.目前催化裂化所使用(de)催化剂都是分子筛微球催化剂,根据不同产品要求可制造出各种型号(de)催化剂.但其使用性能要求是共同(de),即高活性和选择性,良好(de)水热稳定性,抗硫、氮、重金属(de)中毒；好(de)强度,易再生,流化性能好等.目前常见(de)有重油催化裂化催化剂、生产高辛烷值汽油催化剂、最大轻质油收率催化剂、增加液化气收率催化剂和催化裂解催化剂等.由于催化裂化原料(de)重质化,使重油催化剂发展十分迅速,目前国内全渣油型催化剂性能见表2—13.2．催化裂化助剂为了补充催化剂(de)其他性能,近年来发展了多种起辅助作用(de)助催化剂,这些助剂均以剂(de)方式,加到裂化催化剂中起到除催化裂化过程外(de)其他作用.如促进再生烟气中CO转化为C02,提高汽油辛烷值,钝化原料中重金属对催化剂活性毒性,降低烟气中(de)SOx(de)含量等各类助剂,它们绝大多数也是制造成与裂化催化剂一样(de)微球分别加入再生器内,但占总剂量很少,一般在1％—3％,所以每天添加量只有10-1000kS／d左右.CO助燃剂为SiO2—Al2O3细粉上载有活性金属铂制成.辛烷值助剂大多是含有15％-20％ZSM—5分子筛(de)Si—Al微球剂.而金属钝化剂为液态型含锑(de)化合物,将其注入原料油中,使其分解(de)金属锑沉积在催化剂上以钝化Ni(de)活性.（六）原料及产品性质1．催化裂化原材料各类催化裂化所使用(de)原材料不尽相同,现将一般所使用(de)原材料主要性质汇总,见表2—14.2．产品性质产品性质见表2-15。
催化裂化操作规程
催化裂化操作规程催化车间第一章 装置概况第一节 概况一、本装置设计能力为41014 吨/年（年开工时为8000小时），由反应、分馏、吸收稳定、主风机、气压机等部分组成。
原料由大庆管道原油的常压渣油、通过催化裂化，生产93#汽油，轻柴油、液化汽等目的产品。
二、本装置工艺和设备的主要特点1、两器采用同轴式组合，具有操作弹性大、两端再生。
再生催化剂含碳低。
2、 抗金属污染好、生氢及生焦率较低轻质油收率较高，气体收率较低的系统列分子筛催化剂（具体使用的催化剂类型，根据生产需要选择）。
3、为降低装置能耗采用内取热器，回收才生余热付产蒸汽。
4、由于设计原料为大庆管道原油的常压渣油，其残炭和胶质的含量较高，所以裂化后的油浆比重较大，故在生产采用油浆，不回炼或部分回炼的方案以维持再生器的热量平衡和分馏塔底油浆的比重不超标准。
5、由于同常减压装置可以联合操作，以常压热渣油为原料，所以在开工后可以甩掉加热炉。
6、吸收稳定系统采用双塔流程。
第二节设计数据一、原料性质二、汽油馏分性质三、轻柴油馏分性质四、装置物料平衡表五、反应再生部分工艺计算汇总六、装置能耗汇总表设计进料量70000吨/年装置组成：反应再生部分，分馏部分，吸收稳定部分，碱洗部分第三节装置流程简介一、反应再生部分原料油自罐区的原料罐来经泵（P201/1.2）加压后送到至原料一—轻柴油换热器（E205/1.），再进入原料—油浆换热器（E201/1.2.）换热后，进入闪蒸罐（V203/1），经过加热炉后的原料沿管排进入闪蒸（V203/1），进入闪蒸罐内的原料汽相沿顶部汽返线进入分馏塔（T201）第二层塔盘上部，液相自罐底部抽经泵（P201/2.3）加压后进入提升管反应器。
回炼油自分馏塔第一层塔盘自流入回炼油罐（V202），经回炼油泵（P206/1.2）加压后，送到提升管反应器下部与分馏塔底油浆经泵（P207/1.2）加压后送至提升管下部的回炼油浆混合一并进入提升管反应器（R101）。
催化裂化装置正常停车步骤
催化裂化装置正常停车步骤第一节反应-再生单元停工操作法一、反应切断进料，停富气压缩机1. 首先将重油提升管酸性水、粗轻燃油、船燃油、以及轻燃油提升管急冷油、凝缩油、回炼液化气进料停止；同时将两个提升管预提升干气改为预提升蒸汽。
2. 重油提升管以10t/h的速度降低进料负荷，轻燃油提升管保持相同速率降低轻燃油进料，同时联系油品罐区降低原料油进装量，使V22201液位降至20％。
3. 缓慢关闭烟机入口蝶阀，待烟机入口碟阀全关后，全关烟机入口闸阀，再生压力由烟机旁路双动滑阀控制。
4. 反应进料降量要平稳，随着生焦量的减少，相应的减少主风量，控制烟气氧含量维持在3～5％，同时保证再生器出口温度≮650℃，温度低可喷燃烧油，控制反应温度在510℃左右。
5. 随着反应负荷降低，外取热器、油浆、塔底油及二中取热量会逐渐减少，因此要逐步提高开工锅炉的发汽量，保证系统蒸汽压力平稳。
6. 随着反应负荷降低，调整富气压缩机转速，逐步降低反应压力至80KPa；再生压力相应降至100KPa。
7. 当重油进料量降至60t/h时，首先关闭轻燃油提升管进料，再投重油提升管进料联锁，切断进料，原料油改走事故旁通线去V22202。
切断回炼油回炼，关原料油进料喷嘴手阀。
8. 反应切断进料，两器循环烧焦2小时后，再生器喷燃烧油维持系统温降速度小于30℃/h。
9. 反应切断进料后，富气压缩机反飞动阀全开，此时反应压力改由富气机入口大、小放火炬阀控制，此时应控制好两器压力平衡，避免压力波动过大。
10. 视低压蒸汽用量，关闭富气压缩机透平蒸汽，停富气压缩机。
关闭富气压缩机进出口气动闸阀，润滑油油运30分钟后停润滑油循环。
二、转、卸催化剂1. 反应切断进料，可启用再生器大型卸料线开始卸剂，控制卸料温度≯430℃，卸料过程应密切注意管线及催化剂罐受热情况。
2. 当提升管出口温度低于480℃，此时可进行转剂，应维持负压差(再生器压力100KPa，反应器压力120KPa)，先关死两个再生滑阀(应现场手动摇死)，将反应器内催化剂转入再生器。
重油催化裂化装置工艺流程简述
重油催化裂化装置工艺流程简述重油催化裂化装置：包括反应—再生部分、分馏部分、吸收稳定部分、主风机部分、气压机部分、余热回收部分。
1.1反应-再生部分自装置外来的常压渣油进入原料油缓冲罐（V1201），由原料油泵（P1201AB）升压后经循环油浆－原料油换热器（E1215AB）加热至280℃左右，与自分馏部分来的回炼油混合后进入提升管中部，分4路经原料油进料喷嘴进入提升管反应器（R1101A）下部，与通过预提升段整理成活塞流的高温催化剂进行接触完成原料的升温、汽化及反应，反应油气与待生催化剂在提升管出口经粗旋风分离器得到迅速分离后经升气管进入沉降器单级旋风分离器，在进一步除去携带的催化剂细粉后，反应油气离开沉降器，进入分馏塔。
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(R1102)的密相床，在700℃左右的再生温度、富氧(3%)及CO助燃剂的条件下进行逆流完全再生。
再生后的再生催化剂通过各自的再生立管及再生单动滑阀，进入两根提升管反应器底部，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。
来自蜡油再生斜管的再生催化剂与来自汽油待生循环管的汽油待生催化剂通过特殊设计的预提升段整理成活塞流。
轻重汽油分离塔顶回流油泵出口来的轻汽油，分两路进入汽油提升管反应器（R1104A）。
R1104A的反应油气在提升管出口经粗旋迅速分离，油气经单级旋风分离器进一步除去携带的催化剂细粉，最后离开汽油沉降器，进入分馏塔。
来自R1104粗旋以及汽油沉降器单级旋风分离器回收的催化剂进入汽油汽提段，在此与蒸汽逆流接触以汽提催化剂所携带的油气，汽提后的一部分催化剂经汽油待生斜管、汽油待生滑阀进入蜡油提升管反应器（R1101A）底部预提升段，与再生催化剂混合。
再生后的催化剂通过各自的再生立管及再生单动滑阀，进入提升管反应器（R1101A）和汽油提升管反应器（R1104A）底部。
催化操作规程
博兴县永鑫化工有限公司15万吨/年重油催化裂化操作规程二零零五年十月目录第一章催化裂化工艺流程------------------------------------------------------3 § 1正常操作流程----------------------------------------------------------------3 § 2开停工流程-------------------------------------------------------------------4 § 3事故处理流程----------------------------------------------------------------5 § 4催化剂流程-------------------------------------------------------------------6 § 5工艺操作指标----------------------------------------------------------------6 § 6质量指标---------------------------------------------------------------------9 第二章催化裂化装置主要设备-----------------------------------------------10 § 1设备明细表------------------------------------------------------------------10 § 2主要设备简介---------------------------------------------------------------10 第三章催化裂化装置开工、停工--------------------------------------------14 § 1 装置开工--------------------------------------------------------------------14一、开工前的准备------------------------------------------------------------141 原则和要求------------------------------------------------------------------142 准备和检查------------------------------------------------------------------14二、吹扫试压------------------------------------------------------------------141 目的和要求------------------------------------------------------------------142 吹扫和试压------------------------------------------------------------------143 试压标准---------------------------------------------------------------------15三、升温烘器、系统引油---------------------------------------------------161 目的和要求------------------------------------------------------------------162 升温烘两器------------------------------------------------------------------163 系统引油---------------------------------------------------------------------16四、反应进料前准备---------------------------------------------------------171 装转催化剂、平衡剂------------------------------------------------------172 反应、沉降赶空气和两器流化------------------------------------------173 原料升温脱水、切换汽封------------------------------------------------18五、反应进料开工------------------------------------------------------------18六、精制准备、开工----------------------------------------------------------19 § 2装置停工---------------------------------------------------------------------19一、装置正常停工------------------------------------------------------------191 停工原则---------------------------------------------------------------------192 停工要求---------------------------------------------------------------------193 岗位停工操作---------------------------------------------------------------20二、装置异常停工------------------------------------------------------------221 原则和要求------------------------------------------------------------------222 岗位停工操作---------------------------------------------------------------23三、装置事故停工------------------------------------------------------------241 原则和要求----------------------------------------------------------------242 岗位停工操作-------------------------------------------------------------24 第四章岗位操作法----------------------------------------------------------25 § 1 反应――再生岗位操作法-----------------------------------------------25 § 2 分馏岗位操作法----------------------------------------------------------42 §3 吸收稳定岗位操作法----------------------------------------------------49 §4 精制脱硫岗位操作法----------------------------------------------------55 § 5 气压机岗位操作法-------------------------------------------------------56 § 6 司泵岗位操作法-----------------------------------------------------------61 第五章安全生产规定-------------------------------------------------------66 § 1安全规定--------------------------------------------------------------------66 § 2安全检查制度-------------------------------------------------------------68第一章催化裂化工艺流程工艺流程简述催化裂化装置主要流程由反应——再生、分馏、吸收稳定、产品精制、主风机、气压机、空压机、余热锅炉八部分，其中主风机、气压机、空压机单独设操作规程。
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催化裂化装置吸收稳定单元停工操作法
一、吸收稳定单元退油
当反应切断进料后，分馏岗位将V22203A、B中轻燃油抽空后，停T22304至T22301的补充吸收油，退油原则尽量将油赶至T22304，各抽出泵抽空后停泵，退油结束。
分馏一中扫线开始前T22304油退完。
轻油由T22301V22302T22302T22304精制单元出装置贫吸收油走付线不经T22303，直接返T22201A，T22303中油压回T22201A，现场注意T22303液位不要压空，严禁干气窜入T22201A。
稳定塔在再沸器出口温度变化不大的情况下，加大稳定轻燃油出装量，在保证塔顶温度不变的情况下尽量加大液化气外送量，V22303无液面时，停P22306AB。
二、吸收稳定单元水顶油
1. 分馏未吹扫干净E22310管程，T22304严禁进水，防止突沸。
2. 不合格轻燃油出装置线：
新鲜水P22202FV22218管线P22218/2管线P22222不合格轻罐油
3. 新鲜水走正常流程进T22301：
P22202给水FV22218
T22301
P22203给水FV22218
4. T22301一中、二中回流线：
一中：二中：P22303LV22302E22303T22301 P22304LV22303E22304T22301
5. 凝缩油线：
T22301P22302FV22302V22302P22301FV22306E22305T22302
FV22305
V22301注水P22309LV22901
6. 脱乙烷轻燃油线：
T22302P22305FV22307E22307T22304
7. 稳定塔回流线：
P22306给水FV22308T22304
8. T22301补充吸收剂线：
P22307FV22301T22301
T22304
9. 吸收稳定单元撇油。
吸收稳定单元改为三塔循环流程，2小时后，将T22301、V22302抽空，水全部集中在T22302、T22304中，两塔内水位要高，以撇油线在P22307入口见水为准。
通过撇油线用P22307将T22302、T22304中浮油经不合格线送至罐区，直至抽空，反复3次确认无油后，由P22202给水顶不合格线内存油至罐区。
三、扫线流程
1．T22301底扫线N2对T22301、22303、26202系统扫线流程如下：
P22302AB 泵体减压线火炬线
T22301T22303
PV22301
V26202
T26202安全阀付线火炬线
安全阀付线
火炬线
N
2
2．T22304底扫线N 2对T22304、
26201系统扫线
流程如下：
P22306入口导淋
FV22308
T22304V22303PV22310
E22308/9
FV22309减压线火炬
V26201
T26201
SV26202
火炬线
SV26201
火炬线SV22304AB 付线
火炬线
N 2
N 2
3．T22302扫线N 2对T22302系统扫线 流程如下：
N 2
T22302
E22301
E22302
T22301
SV22303AB 付线火炬线
4．火炬系统扫线
由T22201A 、B 塔顶共六个安全阀出口去火炬V22310处引N 2对火炬系统扫线。
5．富气系统扫线
由V22203A 、B 上引N 2从富气压缩机入口吹扫至出口，再由出口放火炬。
系统扫线完毕，开始加装盲板，各塔给蒸汽，系统蒸煮。