催化裂化控制方案
裂解(裂化)工艺安全控制设计指导方案
裂解（裂化）工艺安全控制设计指导方案1概述：1.1裂解工艺裂解是有机化合物在高温下分子发生分解的反应过程，在石化工业中，裂解指石油系列烃类原料在高温条件下，发生碳链断裂或脱氢反应，生成烯烃及其他产物的过程。
产品以乙烯、丙烯为主，同时副产丁烯、丁二烯等烯烃和裂解汽油、柴油、燃料油等产品。
1.2 裂解（裂化）工艺的种类裂解（裂化）工艺可分为热裂解（裂化）、催化裂解（裂化）、加氢裂解（裂化）等几种。
1.2.1 热裂解（裂化）在无氧条件下，通过加强热使原料分子链断裂，形成较小分子的工艺过程，可称为热裂解（裂化）。
1.2.2 催化裂解（裂化）通过在裂解炉内加入催化剂，提高裂解（裂化）反应产品质量及收率，可称为催化裂解（裂化）。
1.2.3 加氢裂解（裂化）在裂解（裂化）原料进入裂解炉时，同时按比例通入氢气，以减少反应产物中的芳香族化合物，提高反应产物收率，改善产品质量的裂解（裂化）工艺，可称为加氢裂解（裂化）。
1.3裂解（裂化）工艺关键设备和重点监控单元裂解（裂化）工艺关键设备和重点监控单元包括有：裂解炉、制冷机、压缩机、引风机、分离单元等设备。
本文只涉及裂解炉。
裂解炉是裂解工艺的核心设备，裂解炉内温度、压力、物料流量等工艺参数都需要严格控制，裂解炉需要设置压力、温度检测系统。
裂解炉内一般压力较高，裂解炉应设紧急放空阀、泄压系统以及压力与反应进料管线、加热炉、压缩机的联锁系统等安全设施。
热裂解（裂化）和催化裂解（裂化）为吸热反应，需要设加热炉。
加热炉加热温度与裂解（裂化）炉内温度有直接关系，加热炉温度需要严格控制，具体控制方式根据加热炉加热方式采取不同手段，如：对燃料油炉可以控制燃料油进料量、进料压力、主风流量等；电加热可以控制加热器电流、电压；于熔盐或是导热油加热可以由热媒的温度、流量等手段进行控制。
对于加氢裂解（裂化），由于加氢反应为放热反应，反应开始后不需要加热即能维持反应温度，而且还需要通过量的冷氢移出反应热，有些工艺还应使用冷媒移出反应热。
催化裂化装置自动控制解决方案
催化裂化是在热裂化工艺上发展起来的，是提高原油加工深度，生产优质汽油、柴油最重要的
工艺操作。原料主要是原油蒸馏或其他炼油装置的 350~ 540℃馏分的重质油，催化裂化装置分为三 个主要部分：反应再生部分、分馏部分和吸收稳定部分，催化裂化所得的产物经分馏后可得到气相
油品、汽油、柴油和重质馏份油，见图 1 所示。
新技术的应用，可以进一步提高催化裂化生产过程自动化应用水平、管理水平，减轻劳动强度， 也可为企业培养一批使用高新技术的人才，促进企业的技术进步和提高企业的技术素质。
四、典型业绩
催化裂化是原油二次加工中最重要装置之一，公司从成立至今，完成的催化裂化项目已有四十
余个，装置规模从 5 万吨到 80 万吨不等，下面是我们的典型项目的用户清单：
50 万吨/年重油催化技术改造
山东垦利石化有限责任公司
50 万吨/年催化裂化装置
广西东油沥青有限公司
50 万吨/年催化裂化装置
抚顺石化分公司石油一厂
50 万吨/年催化气油醚化装置
蓝星石油有限公司大庆分公司
50 万吨/年催化裂解联合装置（一期建设）
淄博金城石油化工有限公司
50 万吨/年重油催化联合装置
用户名称
项目名称
南通焯晟石油化工有限公司
150 万吨/年重油深加工工程
山东海化集团有限公司石油化工分公司
80 万吨/年重油催化装置
山东万通石油化工集团有限公司
60 万吨/年重油催化装置
金澳科技（湖北）化工有限公司 鑫岳股份化工有限责任公司
60 万吨/年催化裂化装置 60 万吨/年重油综合利用工程
山东金城重油化工有限公司
这种在不同工况下实现对再阀 TV101 控制权的转换，是本控制方案的核心所在。 反应沉降器压力－分馏塔顶压力控制 反应器压力可以根据不同工况阶段通过选择开关控制三个不同的阀来实现： 两器烘炉及流化阶段:利用安装在沉降器顶出口油气管线上的放空调节阀来控制。 反应器进油前建立汽封至两器流化升温阶段：由测压点设在催化分馏塔顶的压力调节器调节塔 顶出口油气蝶阀的开度来控制两器压力。 反应器进油至启动富气压缩机前阶段：通过调节气压机入口富气放火炬小阀的开度来控制，并 遥控与放火炬小阀并联的大口径阀以保证进油阶段反应压力稳定。 正常生产阶段：富气压缩机投入运行后，反应器压力由催化分馏塔顶压力调节器控制汽轮机调 速器，通过控制汽轮机转速来保正反应压力的稳定。同时防喘振投自动，富气压缩机入口压力调节 器控制压缩机入口富气放火炬大阀投自动。 沉降器和再生器之间差压、再生器压力控制以及烟机转速控制 大型催化装置一般有烟机，再生器出来的烟气驱动烟机同时回收压力能量。再生器的压力控制、 再生器与沉降器之间的压力差维持以及烟机转速控制显得尤为重要，也是整个控制方案的难点。 沉降器和再生器之间差压由差压调节器控制，它设置为正作用，当反应器（沉降器）不正常， 压力下降时，沉降器与再生器的差压变小，当小于安全给定范围以下时,差压调节器的输出很快减小
重油催化裂化装置增产柴油方案论文
重油催化裂化装置增产柴油的方案分析[摘要]本文从生产实际出发，逐个分析提高柴油收率的生产方案以及使用各方案后的实际效果。
[关键词]重油催化裂化增产柴油反应温度剂油比回炼比平衡催化剂活性中图分类号：te96 文献标识码：a 文章编号：1009-914x（2013）04-0273-011.前言中国石油大庆石化公司炼油厂现有两套重油催化裂化装置。
其中ⅱ套重油催化装置加工大庆减压渣油、减压蜡油，年加工能力为1.4mt/a，2000年5月建成投产，2008年8月进行mip工艺改造，以达到生产低烯烃、高辛烷值汽油的目的。
为满足市场对柴油的实际需求，装置通过生产调整，增产柴油。
本文将对操作条件变更及实际效果进行逐一讨论。
2.反应部分的操作调整2.1.所用原料性质的影响原则上环烷基和环烷中间基的原料柴油产率高，而直链烃类含较高的石蜡基原料，较容易裂化，提高柴油产率相对较难。
在实际生产中，装置通过提高掺渣比或掺炼其它形式的原料来控制原料中的直链烃类。
但在实际生产过程中，提高掺渣比或掺炼原料会导致生焦量过大，而再生器烧焦负荷是一定的，所以不可以提高幅度过大。
应缓慢提升残渣比和回炼比，同时密切注意再生器烧焦情况，谨防超温。
2.2.反应温度的影响反应温度是催化裂化装置的一个重要操作参数和主要调节手段，反应温度的高低主要取决于原料油的性质、装置结构形式、操作情况以及产品分布的要求。
因此，反应温度的选择应根据装置的实际生产情况，综合考虑各种因素确定。
适当地降低反应温度有利于增产柴油、提高柴油产量。
降低反应温度即减缓了裂化反应速度，从而可以抑制柴油的二次裂化，达到提高柴油产率的目的，但反应温度的降低程度还要视原料油的性质而定。
本装置采用的原料是蜡油和渣油掺炼的形式，掺渣率较高，还有少部分的酮苯蜡膏、加氢尾油、焦化蜡油等，由于原料油较重，难裂化，为了最大限度的获得综合目的产品，通常采用高苛刻度操作。
然而反应温度过高，就会造成部分柴油组分发生裂化，降低了柴油收率，而反应温度过低，又会造成深度不够，即使能够维持较高的回炼比，柴油收率也会受到影响，所以反应温度的高低必须考虑到各种掺炼油和反应深度的影响。
催化裂化装置分馏系统工艺分析
催化裂化装置分馏系统工艺分析摘要：分馏系统的任务是将反应油和气体分割成富气、粗汽，轻柴、重柴、回炼油、油浆。
确保每个熘分的质量符合法律要求。
本文件描述了催化裂化装置分馏管理的过程和控制方案。
关键词：催化裂化；分馏系统；工艺石油炼化中催化裂化是重要设备，占有重要地位，其长期运行能力与炼化企业的整体发展密切相关。
分馏过程包括原油，回炼油处理系统，顶循、一中段、二中段、油浆循环和许多其他系统。
只有反应系统制约，富气压缩机，吸收稳定系统。
因此，分馏系统在设备中的作用至关重要。
一、催化裂化装置长周期运行的不利因素1.结焦。
设备的长期运行，沉降器结焦是影响设备稳定运行的关键因素。
结焦形状是影响滴状、丝状、颗粒状结焦的主要因素。
这表现在很多方面。
原材料的质量导致了结焦问题，一些原料较重，并且涂有大量沥青，稠环芳烃化合物和胶质物，突出了催化剂的低汽化率和湿度。
当油温和气温度低于重组组分油气压力时，重组分油气逐渐稀释，沉降器的表面结构结焦问题出现。
低进料汽化率导致结焦。
高汽化率主要表现出良好的汽化性特性，表明催化剂中含有少量湿催化剂和液相油。
当催化剂与原料接触或长时间停留时，液相完全固定在催化剂表面，从而产生结焦。
长时间滞留可能会结焦，一般来说，油气和沉降器油气滞留时间和油接触时间紧密相连，如果停留时间过长，催化剂和液相油浆完全依赖于沉积物的表面结构，结焦升高。
引起结焦的强烈反应。
在反应过程中，在一些影响且波动的情况下，反应问题主要是不均匀的，这增加了原油进入沉降器没有有效经过裂化，从而导致内壁和死角出现结焦问题。
2.外取热器管泄漏。
其原因通常反映在热器管表面，由于人员操作的较大幅度，受到高温催化加热的强烈影响，催化剂在冲刷阶段或多或少地磨损，壁厚逐渐减小，甚至出现穿孔。
此外，长期使用可能会导致外取热器管处理设备的疲劳破坏问题。
一般来说，相对较低端口流速，管段出现汽水分层，蒸汽完全集中在管上方，气泡逐渐上升并从被水带走。
重油催化裂化反应再生单元操作法
重油催化裂化反应再生单元操作法一、正常操作1.提升管出口温度(8TIC101)的控制反应温度对反应速度、产品分布和质量、再生烧焦率和设备结焦都有很大影响，它是日常生产中调节反应转化率和改变生产方案的最主要的调节参数之一。
提升管出口温度的设计值为510～538℃。
该温度的确定：1）用于改变生产方案：液化气方案(510～515℃)汽油方案(503～510℃)柴油方案(497～503℃)2）控制设备结焦：a．反应终了温度偏高，热裂化反应严重，热裂化缩合结焦--“硬焦”。
b．反应终了温度偏低，油气中重沸物冷凝、聚合结焦--“软焦”。
3) 降低再生烧焦率：减少非反应焦--可汽提炭，温度在汽提影响因素中起很大作用。
4) 对产品质量的影响：提高温度可以提高汽油辛烷值，但随着温度的升高汽油烯烃含量增加。
主要影响因素：1）催化剂循环量增加，反应温度上升。
2）原料油预热温度（8TIC201）上升，反应温度上升。
3）进料量及回炼比的变化。
4）进料性质改变影响反应转化率,反应温度变化。
5）原料带水，反应温度下降。
6）二再温度（8TI154）升高，反应温度上升。
7）反应沉降器压力（8PI108）升高，反应温度下降。
8）提升管注汽量的变化。
9）预提升介质及介质量的变化。
10）终止剂注入量增大，反应温度下降。
11）再生斜管流化不好，反应温度变化。
12）新鲜催化剂补充量的变化。
13）再生剂定炭高低的变化。
14）钝化剂是否加注及注入量多少的影响。
15）反应助剂是否加入及加入量多少的影响。
16）仪表或滑阀失灵。
调节方法：1)正常情况下，通过8TIC101调节再生滑阀开度改变催化剂循环量来自动控制提升管出口温度。
2)注入终止剂后，可视转化率和产品分布情况适当调整反应温度。
3)适当调整外取热器取热量，保证相对平稳的再生温度。
4)再生斜管流化不好时应尽快查明原因进行处理，以建立良好的催化剂循环量。
5)滑阀失灵引起自锁时（除跟踪失调外），应相对平稳各操作参数，尽量减少波动。
催化裂化装置主要控制方案
催化裂化装置主要控制方案
一、主要控制方案
1. 重油提升管（R22101A）出口温度（TRCA22101A）是通过重油再生滑阀（TV22101A）调节催化剂循环量来控制的，接力管滑阀控制重油提升管起始温度；芳烃提升管（R22101B）出口温度是通过芳烃再生滑阀（TRCA22101B）调节催化剂循环量来控制的，循环立管滑阀调节轻燃油提升管起始温度。
2. 反应沉降器（R22101）的藏量（WRCA22101）是通过调节待生塞阀的开度来控制的。
3.再生器温度（TRCA22102/1）通过串级调节外取热器的提升风的风量（FRCA22109）来调节。
4. 反应沉降器压力正常由气压机C22301转速调节；气压机停运或压力高时可通过压缩机入口大小放火炬阀的开度大小控制。
5. 再生压力是通过分程调节烟机入口蝶阀（PV22101C）和烟机旁路双动滑阀（PV22101A、PV22101B）、来控制的。
6. 分馏塔（T22201A、B）液位和温度选择器切换控制塔底循环泵上返塔流量调节阀来达到控制液位和温度的目的。
7. 重油分馏塔顶油气分离器(V22203A)的液位与粗轻燃油去吸收塔流量阀（FV22218）实行串级调节，保持粗轻燃油进提升管反应器流量的稳定；芳烃分馏塔顶油气分离器
（V22203B）的液位与粗轻燃油去吸收塔流量阀（FV22221）实行串级调节。
8. 气压机出口油气分离器(V22302)的液位与脱吸塔(T22302)进料量实行串级调节。
9. 稳定塔(T22304)塔顶压力实行热旁路与卡脖子相结合的方法进行调节。
10. 余热锅炉实行三冲量调节。
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2台原料一—轻柴油换热器（E205/1.2）进入原料一—中段换热器（E2060），再进入原料—油浆换热器（E201/1.2.3）换热后，进入加热炉（F201），或直接进入闪蒸罐（V203/1），经过加热炉后的原料沿管排进入闪蒸（V203/1），经过加热炉后的原料油沿管排进入闪蒸罐（V203/1）或直接进料，进入闪蒸罐内的原料（350℃）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）。
重油催化裂化装置主要技术方案
重油催化裂化装置主要技术方案1.1 工艺技术路线①采用多产丙烯技术采用多产丙烯技术，在降低汽油中的烯烃含量的同时，增加液化石油气特别是丙烯的产率。
②采用增产丙烯专用催化剂为满足本装置生产低烯烃汽油的要求，设计考虑采用增产丙烯专用催化剂。
③重油原料雾化采用CS型高效喷嘴CS型喷嘴具有雾化效果好、焦炭产率低、轻质油收率高、操作平稳等特点，可以充分满足工艺过程的要求，且在一定程度上可降低蒸汽消耗。
④反应再生系统采用ＰLY型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，反应再生系统中旋风分离器均采用分离效率高的ＰLY型旋风分离器。
⑤采用高效汽提技术提高汽提效果对降低再生器烧焦负荷有很大好处。
本设计重油沉降器及汽油沉降器采用了高效汽提技术并对汽提段进行特殊设计，以改善汽提蒸汽与待生催化剂的接触，提高汽提效果。
1.2 工艺技术特点1.2.1采用同轴式两器型式本设计重油沉降器与再生器采用同轴式两器布置。
该两器型式具有技术先进、操作简单、抗事故能力强、能耗低及占地少等特点。
1.2.2再生工艺方案再生方案的选择以满足降低再生催化剂的定碳、使催化剂性能得以充分恢复，同时避免采用过于苛刻的再生条件，有利于保护催化剂活性为前提。
本装置采用单段逆流再生，催化剂定碳<0.1%。
该技术由以下几种单项技术组成：⑴采取加CO助燃剂的完全再生方案采用该方案后，平均氧浓度的提高可使再生剂含碳明显降低，特别对于单段再生其效果更加明显。
⑵采用较低的再生温度较低的再生温度有利于提高剂油比并保护催化剂活性，为反应原料提供更多的活性中心。
⑶采用逆流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，有利于提高总的烧焦强度并减轻催化剂的水热失活。
⑷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，使待生剂均匀分布于再生密相床上部，为单段逆流高效再生提供基本的保证。
催化裂化装置长周期运行问题分析及对策
热过热器管束结垢； 6、对于装置存在的隐患制定监护方案。 7、对于装置运行过程中出现的异常情况，按规定第一时间逐级反
应，主管部门组织召开现场专题分析会议，研究问题的性质，确定 采取的方案。
8、公用工程系统出现波动时，装置迅速反应给调度，调度迅速联 系解决，避免因公用工程问题导致装置出现大的波动。
认其运行状态，确认是否需要改进。 7、对运行过程中出现的问题要建立“问题台帐”，运行中
处理不了的，检修期间一并处理，避免出现漏项； 8、做好重点部位的检验工作，把事故消灭在萌芽状态。
装置长周期运行管理方法
装置长周期瓶颈管理:
催化裂化装置长周期运行管理的核心工作就是解决影响装 置长周期运行的瓶颈问题。各个装置问题不同，需要做出不同 的对策。
典型快分VQS
典型反应再生型式
典型反应再生型式
典型反应再生型式
典型反应再生型式
典型反应再生型式
典型反应再生型式
典型反应再生型式
典型反应再生型式
典型反应再生型式
典型反应再生型式
典型反应再生型式
外取热器两段再生
外循环管烧焦罐
高速床串联两段再生
内会造成料腿堵，跑催化剂。 穹顶和沉降器内的结焦，会在温度变化后，
脱落掉入汽提段格栅上，影响待生催化剂的下料。 部分小的焦块掉落在待生滑阀上部会造成催化剂 终止流化，待生管内结焦也会影响催化剂的流化。 2、油气管道结焦：
造成油气管道压降大，使反应器出口至气压 机入口压降增大，影响装置能耗。
结焦对长周期运行的影响
影响催化裂化长周期运行的因素
油浆泵管道结焦
分馏塔底结焦
影响催化裂化长周期运行的因素
催化裂化装置自动控制解决方案
主风机防喘振控制 引起喘振飞动的原因是机组入口流量低和出口压力高。主风机防喘振控制由防喘振调节器调节 主风机出口放空阀。在正常运行时，机组总是在大于喘振限小于阻塞限的区域内运行，放空阀全关。 当风量达到防喘振流量限制值时，自动开启放空阀。以保护机组处于安全的运行状态。当生产出现 反应器温度低，主风流量低等异常工况时，ESD 必须联锁动作，以保护装置安全。
特色控制策略： 建立了催化裂化生产过程反再系统 32 个动态数学模型，为多变量预测控制打下基础； 给出了催化裂化反应热计算，催化剂循环量估计，再生器烧焦状况观测，粗气油干点，轻 柴油倾点和产品分布观测等 11 个软测量模型，解决了重要生产过程状态和产品质量指标不可在线测 量的困难，同时为产品质量卡边控制提供条件； 设计了汽剂比控制，反应器温度分布控制，反应再生系统多变量预估协调控制，轻柴油质 量卡边控制和粗汽油干点质量卡边控制等 7 个先进控制系统，保证生产过程平稳操作和产品质量卡 边，从而提高整个装置的经济效益；
二、工艺流程简介
催化裂化是在热裂化工艺上发展起来的，是提高原油加工深度，生产优质汽油、柴油最重要的
工艺操作。原料主要是原油蒸馏或其他炼油装置的 350~ 540℃馏分的重质油，催化裂化装置分为三 个主要部分：反应再生部分、分馏部分和吸收稳定部分，催化裂化所得的产物经分馏后可得到气相
油品、汽油、柴油和重质馏份油，见图 1 所示。
新技术的应用，可以进一步提一批使用高新技术的人才，促进企业的技术进步和提高企业的技术素质。
四、典型业绩
催化裂化是原油二次加工中最重要装置之一，公司从成立至今，完成的催化裂化项目已有四十
余个，装置规模从 5 万吨到 80 万吨不等，下面是我们的典型项目的用户清单：
50 万吨/年重油催化技术改造
催化裂化装置(FCC)能量优化途径和方法
催化裂化(FCC)装置能量优化途径和方法
[摘要] 介绍催化裂化装置(FCC)能量优化特点、优化思路、优化方法。
一、催化裂化装置特点；
二、催化裂化装置节能优化；
一、 催化裂化装置特点
催化裂化装置(FCC)是炼厂内最重要二次加工装置之一，它的工艺过程特点决定了过程用能特点。
催化剂再生烧焦产生的热量在反应器和再生器之间的热传递是其用能的最大特点，这也决定了该装置能效的优化策略和优化节能思路及方法。
催化裂化反应-再生系统（反再系统）传递的热量由焦炭燃烧所产生。
在再生器内产生的热量的60%~70%被催化剂带入到提升反应系统中，其余的热量由燃烧产生的烟气带走。
通过催化剂在再生器与反应器之间的循环，热量就在反再系统中完成转移。
在反应器中，进料与携带热量的再生催化剂混合接触，催化剂携带的热量提供进料升温所需的显热、进料汽化热、反应热和其他用能及反应器的热损失。
反应产生的流出物在提升管末端实现与催化剂分离，产生的流出气体物流以过热的气相状态进入分馏系统，同时带入了大量由烧焦提供的能量进入分。
催化裂化技术介绍及改造指南
催化裂化技术介绍MIP-CGPMIP-CGP：即增产丙烯、多产异构化烷烃的清洁汽油生产技术，该技术是中国石化石油化工科学院(石科院)在多产异构烷烃的催化裂化技术基础上开发出来的一种生产汽油组成满足欧ⅲ排放标准并增产丙烯的催化裂化工艺。
该工艺技术以重质油为原料，采用由串联提升管反应器构成的新型反应系统，在不同的反应区内设计与烃类反应相适应的工艺条件并充分利用专用催化剂结构和活性组元。
烃类在新型反应区内可选择性地转化，生成富含异构烷烃的汽油和丙烯，在生产清洁汽油的同时为石油化工装置提供更多的丙烯原料。
该工艺具有以下特点：①采用串联提升管反应器形式的反应系统，优化催化裂化的一次反应和二次反应，从而减少干气和焦炭产率，有利于产物分布的改善；②设计两个反应区，第一反应区以裂化反应为主；第二反应区以氢转移反应和异构化反应为主，适度二次裂化；③第一反应区反应温度更高，反应时间更短；第二反应区反应温度略低，主要以延长反应时间来促进二次反应，在二次裂化反应和氢转移反应的双重作用下，汽油从烯烃转化为丙烯和异构烷烃，汽油中的烯烃含量大幅度下降，同时汽油的辛烷值保持不变或略有增加；④专用催化剂具有强化不同反应区反应的功能，更好地满足该工艺生产方案的要求；⑤调变催化剂的裂化反应活性和氢转移反应活性以增加液化气的产率和液化气中的丙烯含量，从而提高丙烯产率和降低汽油烯烃含量。
基于上述特点，原料油在第一反应区内一次裂化反应深度增加，从而生成更多的富含烯烃的汽油和富含丙烯的液化气；在第二反应区内，汽油中的烯烃发生氢转移、异构化反应和二次裂化反应，从而降低汽油中的烯烃含量和增加液化气产率和丙烯产率。
多产柴油和液化气的MGD技术MGD 技术是中国石油化工股份有限公司石油化工科学研究院(RIPP)开发的以重质油为原料，利用常规催化裂化装置同时多产液化气和柴油，并可显著降低汽油烯烃含量的工艺技术。
该技术与常规催化裂化技术相比，具有以下特点：(1)采用粗汽油控制裂化技术，增加液化气产率，降低汽油烯烃含量，调节裂化原料的反应环境以增加柴油馏份的生成和保留。
降低催化裂化干气中C_3含量提高液化气收率(1)
收稿日期:2005204208;修改稿收到日期:2005205225。
作者简介:王明哲,工程师,1993年毕业于北京石油化工学院,长期从事催化裂化生产技术管理工作,现任中石化燕山分公司炼油厂第二作业部副主任。
降低催化裂化干气中C 3含量提高液化气收率王明哲,姜殿宏(中石化北京燕山分公司炼油厂,北京102503) 摘要 利用ASPEN 软件,运用过程模拟和总体优化技术通过离线模拟和优化,对燕山分公司炼油厂第二套催化裂化装置的现状进行分析,找出了导致吸收稳定系统干气中总C 3含量高的问题,并提出了合理的工艺参数。
在不改变现有设备的条件下,采用调优后的参数进行操作,系统工况达到了最优化,干气中的C 3+体积分数降低了4个百分点以上,液化气收率提高了0.3个百分点,提高了装置的整体经济效益。
关键词:催化裂化 优化 吸收过程 解吸 液化气 干气 碳三1 前 言燕山分公司炼油厂第二套催化裂化(二催化)装置始建于1981年,1998年进行了全大庆减压渣油的技术改造,由于原料的重质化,产品分布中干气产率增幅较大,造成吸收系统超负荷运转,吸收效果变差,干气中总C 3体积分数大于7%,最高时可达11%,致使液化气组分损失较大,装置整体效益下降。
因此,改善吸收效果,降低干气中总C 3含量已成为该装置亟待解决的问题。
2002年初,二催化车间与华南理工大学化学工程研究所合作,利用ASPEN 软件及化工过程模拟和总体优化技术对二催化装置吸收稳定系统进行分析,提出了三种优化运行方案:①现有设备基本不变;②工艺调整并配合设备小改造;③设备改造。
根据投资小、见效快不用停工的原则,二催化车间优选了方案①进行工业试验,即仅仅调整工艺参数,设备不做变动,并于2002年初开始实施。
经10个月的实践表明,采用优化方案①可较大幅度地降低干气中总C 3含量,提高装置的整体效益。
2 装置现状2.1 工艺流程二催化装置吸收稳定系统工艺流程见图1。
催化裂化开工方案
催化裂化开工方案目录一、项目概述 (2)二、技术方案选择与实施计划 (2)1. 技术路线确定 (4)2. 工艺流程设计 (5)3. 设备选型和配置 (7)三、开工前准备工作 (8)1. 场地准备 (9)2. 设备安装与调试 (10)3. 人员培训和配置 (11)四、催化剂选用及作用机理研究 (12)1. 催化剂种类选择依据 (13)2. 催化剂性能指标评价方法 (15)3. 催化作用机理探讨 (16)五、安全生产与环境保护措施 (17)1. 安全生产管理体系建立 (18)2. 安全操作规程制定和实施 (19)3. 环境保护措施及监管 (20)六、项目实施进度安排与监管 (21)1. 项目进度计划表 (22)2. 关键节点把控措施 (24)3. 进度监管与调整策略 (24)七、项目风险评估与应对措施 (26)1. 技术风险分析及对策 (26)2. 市场风险分析及对策 (27)3. 操作风险分析及对策 (28)八、项目总结与效益分析 (30)1. 项目实施成果总结 (31)2. 经济效益分析 (32)3. 社会效益分析 (33)一、项目概述本次催化裂化开工方案旨在针对石化行业中的催化裂化过程进行详细规划与部署，以确保项目顺利进行并达到预期目标。
催化裂化是石化行业中重要的生产环节，通过将重质烃类转化为轻质油品，满足市场需求，提高经济效益。
本项目的实施背景基于当前市场对轻质油品的需求增长以及技术进步带来的生产效率提升需求。
本项目的实施将遵循可行性研究、设计、采购、施工、调试、开工等阶段，确保项目按期完成并顺利投入生产。
在实施过程中，将充分考虑安全、环保、质量等方面的要求，确保项目的可持续发展。
本项目将积极应对潜在风险和挑战，制定应对措施，确保项目的顺利进行。
二、技术方案选择与实施计划在催化裂化项目中，选择合适的技术方案对于项目的成功至关重要。
本节将详细阐述技术方案的选择标准和实施计划，以确保项目能够高效、安全地推进。
催化裂化行业自动化解决方案
分馏系统的控制 目标是保证整个装 置的操作平稳、物料和能量平衡、产品
＼
Ｉ Ｉ
吸 剂 收
‘们Ｊ 胖
质量及分馏效率。 ａ 分馏塔底液位控制 ．
外 取热器 ＝ 再生器 ＝ 三旋 分离器
分馏塔底 液位控 制是塔 底热平衡 指示器：当塔底液位高时 ，表明塔底热
ｔ 界 仪 表 与自 动 化 ｉ ｔ
采用沉降器汽提段藏量控制待生滑
ｌ ｌ
机
阀的开度（ 调整待生催化剂的循环量） 来
吸收剂
千气
保证沉降器汽提段催化剂藏量。
＿ 热炉 一余锅
｝ Ｉ
一
Ｉ 液气 化
ｉ
ｌ － ＪＩ
ｄ 烟气轮机超速控制及保护 ．
（） ２ 分馏系统 的控制
Ｉ
压
Ｊ 稳 定 靛 一 汽油
稳定塔顶压力控制设置为典型热旁 路控制（ 分程控制） 。为保证热旁路控制
ｂ 吸收塔控制 ．
（） ａ 为使塔 内气、 液负荷
的投用， 在不凝气聚集过多时， 可由不凝
气排放阀排放， 使热旁路控制恢复正常。
分布均匀， 一般在塔的不同位 置同样设有 ４ 个循环回流
（ ） 收塔 顶 设压 力 调 ｂ吸 节， 以再吸收塔顶干气出Ｉ流 Ｚ Ｉ
催化裂化装置因其工艺特殊性需设 联 锁保护措施 ，通常称为装置 自保 系
板温度期望以温度的变化间歇反应油 品 质量变化 以改变热量。配以液化石油气 中 ｃ 总量显示修正供热量 ，使脱 乙烷 ２ 汽油中ｃ 含量的最大析出。为精确测量 ２
重沸器加热蒸汽的流量 ，蒸汽流量设温 度压力补偿。
出口的双动滑阀开度来实现 ，多数设计
也将两器差压 （ 沉降器与再生器） 引入来 共同组成低值选择控制，大型催化一般
催化裂化装置开车方案
催化裂化装置开车方案一、开工总则1、装置检修施工全部结束，在开工指挥部统一安排下，联合检查工程质量并检验合格，现场达到工完料尽场地清，遗留问题处理完毕，装置已如期经过吹扫试压，单机试运水冲洗等步骤。
2、车阀干部、技术员、操作工必须认真学习开工方案特别是岗位工人须经考试合格后方可允许上岗操作。
3、车阀组织对工艺和设备的整改项目交底、解释，每位操作工做到心中有数。
4、开工过程中必须加强领导，协调一致，分工负责，科学地按开工网络图安排工作。
5、把安全放在首位，在开工过程中与安全有矛盾的均应服从“安全第一”这一原则。
二、开工准备1、保证装置内大小通道及装置至厂内干道畅通，装置进出物料畅通，公用系统如水、电、气、风、氮等物料必须符合工艺要求，并达到连通待用的条件。
2、装置开车在开工指挥部统一指挥下进行，并联系各职能科室、新炼公司做好开工保证工作，以便在相关单位协同下顺利进行。
3、联系部调度准备开车用的蜡油、汽油、柴油、瓦斯氮气等，做好物料调度工作。
4、联系好厂调度，确认好汽油、柴油、液态烃的成品罐及溶剂脱沥青油、重蜡油、减压渣油、轻油、油浆、燃料油等贮罐，以及将开工所需油品备齐贮足。
5、联系好分析二室及时配合好做好开车油、催化刘、碱液、氮水、酸性气及烟气等的分析工作，联系环保科做好三废治理安排及环保分析准备。
6、联系好机、电、仪等有关保镖单位到开车现场，确保开车工作顺利进行。
7、联系安全科，对消防器材、消防设施进行检查，确认好用，装好各处消防蒸汽带，并准备有关通讯手段，如对讲机、确保安全开车。
0、联系安全科、保卫科，做好装置开车一切保运工作。
9、准备好操作记录，交班日志及其他常用工具。
10、开车用有关物料规格及用量详见“化工原材料表”三、装置开工（一）、全面质量大检查1、反应系统（1）检查反再系统检修过程中发现的问题是否整改完毕，反应器、再生器、外取热器清扫干净。
（2）吹扫和衬里烘干养护中所有改动设备和管线是否安装好。
催化裂化装置流程模拟与优化案例分析[1]
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裂化热因子
裂化热因子 =
表观裂化热 理论裂化热
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8
3、数据输入及模型校正
焦中氢
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4、预测研究及模型微调
预测模式
主体预测 全部预测
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9
4、预测研究及模型微调
典型独立变量
新鲜进料流率 提升管出口温度 原料预热温度 主风量 烟气O2含量 再生剂定碳 新鲜剂补充量 平衡剂活性
5
10
15
柴油（W%）与操作条件关系
6.00 5.95 5.90 5.85 5.80 5.75
0
5
10
15
生焦量（W%）与操作条件关系
92.0
91.8
91.6
91.4
91.2
91.0
0
2
4
6
8
10
12
14
装置液收（C3+液体，W％）与操作条件关系
从以上产品收率变化趋势 可以出工况5为预测工况中最 好操作条件。
序号 1 2 3 4 5
解吸塔塔底温度 122℃ 123℃ 124℃ 125℃ 126℃
干气中丙烯（wt%） ? ? ? ? ?
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14
例：操作参数目标值筛选
序号 1 2 3 4 5
解吸塔塔底温度 122℃ 123℃ 124℃ 125℃ 126℃
干气中丙烯 1.69wt% 1.73wt% 1.80wt% 1.89wt% 2.47wt%
原料重量 — 产品重量 误差 =
× 100
原料重量
误差大于 +/- 2.0% 数据需要重新核查
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2、物料平衡校验
合理的产品收率
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催化裂化控制方案
催化裂化是炼油加工企业中提高原油加工深度，生产高辛烷值汽油，柴油和液化气的最重要的一种重油轻质化工艺过程。
它由反应再生，分馏，吸收稳定，催化剂再生和烟气轮机动力回收4个过程构成。
流程图如下：
一、各个工艺过程的简介
反应再生：设备由反应器，再生器联合构成，原料油经喷嘴喷入稀相提升管，在其中与催化剂接触，发生裂化反应。
原料为各类渣油，延迟焦化馏出油，脱沥青油，参见下图。
（以并列式催化裂化反应再生系统流程为例）
分馏系统：分馏系统的任务主要是把反应器（沉降器）顶部的气态产物按沸点范围分割成富气，汽油，轻柴油，重柴油，回炼油和油浆等馏分。
吸收稳定系统：吸收稳定的主要作用是加工来自催化裂化分馏塔顶油气分离出来
的石脑油和富气。
目的是保证汽油蒸汽压合格的同时，分离出干气（C
2及C
2
以下），
并回收液化气，并对送出的汽油，液化石油气和干气，以及分馏系统送出的柴油组分进行精制。
典型流程见下图。
催化剂再生和烟气轮机动力回收：催化剂再生是在再生器内把反应过程中沉积在催化剂上的焦炭烧掉，以便为反应过程提供恢复了活性的催化剂，并供给所需的热量。
烟气轮机动力回收是回收烟气中的热能，因为，再生器所带走的热量约占全装置的1/4。
下图为催化裂化装置烟气轮机动力回收系统的典型工艺流程。
热烟气从再生器进入三级旋风分离器,在其中除去烟气中绝大部分催化剂微粒后进入烟气轮机。
烟气在烟气轮中作功后,温度大约降低成120～180℃,排出的烟气可以进入CO锅炉或余热锅炉,回收剩余的热能。
综上所述,催化裂化是炼油加工业创造效益的龙头装置,虽然用常规仪表能实现对工艺过程的自动控制,但故障率高,速度慢,不能实现复杂控制、优化控制,无法发挥网络技术等高科技在现代化企业生产经营的优势。
而DCS不但可以取代常规仪表的检测、控制功能,而且还可以发挥在复杂控制、优化控制方面的优势,
可以根据需要通过网络技术实施现代化企业生产经营管理。
我们浙大中自公司自90年代后期开发的Suny Tech TDCS9200 DCS系统已成功地运用在国民经济的石化、化工、电力、冶金、生化、造纸的广阔领域各个不同行业。
以下是用SunyTDCS9200的DCS控制系统用在100万吨/年催化裂化装置的简单说明。
二、SunyTDCS9200系统硬件结构
FCS
2．1系统结构如上图所示：四台操作台互为冗余,系统可以分成三个控制站,其中I/O通道可以采用1:1冗余配置，上述各站通过标准以态网相连。
2．2 操作站：最低配置CPU:PIII866,21”彩色显示器,专用、通用键盘,声光报警装置数字及打印机组成。
2．3控制站：可采集、处理最多512路模拟量输入、输出；1024个数字量输入或输出；可构成256个PID控制回路及串级、前馈等复杂控制回路,并可实现顺序控制。
2．4仪表台：（不建议使用）
(1)、最多可安装14台手操器,(现装10台)串联在控制站AO输出通道上,两控制站各连接5台最重要的控制回路,当控制站一旦发生重大故障时,可自动无扰动地切换至手操器操作。
(亦可由操作人员用面板开关选择工作方式)
(2)、安装一套用于系统自保的继电保护电路,通过操作台的手动按钮,可直接将反应进料、主风、滑阀等重要控制阀门设置为安全状态。
(3)安装有6个报警灯,分别显示系统供电状态及自保状态。
2．5报警台：
(1)安装有28个面板灯,由用户定义用来指示相应工位的报警。
(2)供用户安装可燃性气体报警仪。
三、SunyTDCS9200系统的软件结构
软件体系可分为工程师站组态软件,操作员站实时监控软件以及现场控制站实时控制软件三大部分。
三大部分软件分别运行在不同层次的硬件平台上,并通过控制网络、系统网络进行通讯，彼此互为配合、互为协调、交换各种数据及管理、控制信息，完成整个集散控制系统的各种功能。
其中:
组态软件包栝:对工程管理、实时数据库、控制算法、系统硬件、图形、报表、报警、历史记录、安全性等方面的组态。
监控软件包栝:画面及流程显示、实时趋势显示和历史趋势显示、报警功能、报表功能、冗余功能、网络功能、故障诊断与恢复、事件记录功能。
控制软件包括：数据采集、转换及输出、实时控制、工业控制算法(多达123种)、通讯功能、在线调试和下装功能。
四、催化裂化的典型控制回路
4．1反应温度控制
反应温度是影响催化裂化产品分布和回收率的关键参数之一,又是反应再生系统热平衡控制、物料控制各变量中最活跃和难以控制的变量。
这里采用了调节再生催化剂流量和原料预热温度来稳定反应温度的控制方式。
反应温度一般控制在490℃到510℃之间。
图6 反应温度控制模块连接图
图中主回路主要完成采样、输入处理报警、PID控制与输出,2支路、3支路实现主控制回路和外部手操器的跟踪功能。
当外部手操器处于M/H(软、硬手动)状态时,回路输出跟踪手动操作信号,当外部手操器处于DDC状态时,回路输出自
动调节信号,当控制站故障时,后备手操器处于保持状态,此功能由硬件完成。
回路中的热电偶毫伏信号与对应温度的转换(包栝补偿),则利用输入处理模块的补偿输入与折线化处理功能完成。
主回路还设置了上、下限报警,当反应温度超温或急骤下降时进行报警,提醒操作人员注意,以防催化剂在提升管中”和泥”,破坏催化剂循环,造成事故。
4．2沉降器藏量控制
沉降器藏量控制主要通过控制待生单动滑阀的开度,调节从沉降器汽提段流出的待生催化剂量,使之与进入沉降器的待生催化剂量保持平衡。
该部分的控制和发应温度的控制原理相同，在这里就不重复说明。
4．3反应压力控制
正常生产中,反应压力靠调节离心压缩机负荷来改变其入口压力,进而稳定反应压力。
控制原理如下图所示：
运算结果去SO输出卡运算结果去UAO-4输出卡
图7 反应压力控制回路图
4.4再生器压力-两器差压切换控制
再生器压力控制或两器差压控制是反应-再生系统的关键控制回路且影响控制的因素较多。
一般的控制方案有三种:再生器压力定值控制、两器差压控制(再生器压力随动控制)、再生器压力和两器差压自动选择控制。
一般采用以再生器压力定值调节为主,辅以两器差压控制的人工切换控制方案。
该回路设置了后备
手操器模块连接如下图所示:
图中：(1) 1支路构成了再生器压力控制的主路。
(2) 2支路构成了两器差压控制的主体。
1支路/2支路选择器用于两种控制方案的切换,其它模块用于控制输出与后备手操器的跟踪处理。
再生器压力控制,当1支路选择器为1时,实行再生器定值压控,即用再生器压力直接控制双动滑阀,此种方案有利于主风流量的稳定和主风机组的平稳运行,能有效地排除反应压力波动对主风流量的影响,易操作,但不利于克服反应波动对催化剂循环量的影响,由于提升管催化裂化操作弹性较大,这种方案在实际操作中得到普遍接受。
两器差压控制,当1支路=0,实际就是采用两器差压控制,即用反应器和再生器之间的差压控制双动滑阀,使再生器压力浮动,以保证两器差压的衡定,此外,该方案有利于两器的压力平衡,可排除反应压力波动对催化剂循环量的干扰,两种方案操作人员可根据生产需要加以选择。
上述设计的控制功能图用我公司的控制软件编程如下图所示：
可以看到用我公司的编程软件，非常容易和简单的实行了它的控制功能。
4．5自保系统
自保系统对催化裂化装置的安全运行十分重要，它用于对破坏系统压力平衡和催化剂循环异常等事故的紧急处理。
利用DCS提供的顺控表可构成相应的自保系统(自动/半自动)，也可以利用独立的外部保护装置,其保护动作速度会更快些。
自保项目有：进料流量低限自保、再生/待生单动滑阀压降自保、主风流量低限自保、提升风流量低限自保等等。
自保原理图如下：
4．6分馏塔顶温度控制
分馏塔顶温度的高低基本上决定了塔顶产品的质量,采用了塔顶温度和塔顶回流量串级的控制方案。
主环(温度回路)的输出做为副环(流量回路)的给定，当流量控制回路处于自动方式时,温度控制回路的输出跟踪流量的给定值,可实现串级投入和切除。
控制原理图如下所示：
4．7浆系统的控制
对分馏塔油浆系统的控制,采用了油浆循环量定值控制。
以洗涤催化反应油气中夹带的催化剂和充分回收油浆的高温热能,分馏塔底液面控制油浆换热三通阀,即控制油浆换热系统的取热量,从而控制分馏塔油浆换热段的平衡,保持液位稳定,油浆回炼量和油浆外送量采用定值控制。
下图为油浆循环量定值控制回路原理图。
分顶温度
分顶回流量
运算结果去输出卡
分馏塔顶温度控制原理图
运算结果去输出卡
4．8吸收稳定系统的控制
吸收稳定系统是催化裂化装置的最后一个生产单元,其控制的总目标是：使干气带出的C3、C4最少,脱乙烷汽油中携带的C2最少,液化石油气中C5含量最少,稳定汽油用的蒸汽压指标达到要求,这个生产单元所涉及的控制多为单回路PID控制。
4．9催化剂再生和烟气轮机动力回收系统
这部分大都是常规控制,但也不能忽视,较为重要的回路:烟气轮机自动保护系统,余热锅炉或废热锅炉水位自动控制。
原理不再赘述。