第一章 工艺技术规程
1.1装置概况
1.1.1装置简介
本规程适用于中国石油大庆石化分公司炼油厂重油催化二车间140万吨/年重油催化——气分联合装置。该装置由北京设计院承担主体设计，中石化第四建筑工程公司和中油一建承担主体安装。装置总占地面积为150m×59m＝14250m2。装置于1998年4月开始施工，2000年5月11日实现投料试车一次成功。并于2001年6月装置检修中进行了MGD改造。
大庆石化分公司炼油厂1.4Mt/a重油催化裂化—气分联合装置是该本公司“九五”期间炼油系统改造工程的重点项目，目的是扩大炼油厂重油深度加工能力，提高轻质油收率，增加效益。
1.1.1.1 装置设计依据
1) 中国石化咨询公司关于《大庆石化总厂炼油系统改造工程可行性研究报告》的评估意见书[
中石化（1997）咨炼字90号]（一九九七年十二月二十日）。
2) 大庆石油化工总厂委托中国石化北京设计院承担大庆石化总厂炼油系统改造工程140万吨/年重油催化裂化联合装置初步设计的委托书。
3) 大庆石油化工总厂与中国石化北京设计院签定的《大庆石化总厂炼油系统改造工程140万吨/年重油催化裂化联合装置初步设计的合同》。
4) 大庆石化总厂油路分配器140万吨/年重油催化裂化装置可行性研究报告。
5) 总体院（大庆石化设计院）编制的大庆石化总厂炼油系统改造工程设计院统一规定。
1.1.1.2 设计原则
1) 采用成熟可靠的新工艺、新技术、新设备、新材料等，以达到装置技术先进，经济合理。
2) 充分吸收国内重油催化裂化装置的经验教训，取长补短，以确保装置安、稳、长、满、优生产。
3) 采用DCS控制系统，机组采用ITCC控制系统，提高装置的自动化水平和综合管理水平。真空吸笔
1.1.1.3概 况
1) 装置规模：公称能力按140万吨/年设计，年开工时数按8000小时计。汽油脱硫醇精制部分的处理能力与140万吨/年重油催化裂化相匹配约为64.6万吨/年。设计掺渣比60％。
2 ) 装置组成：本装置主要由反应—再生、分馏、吸收稳定、气压机组、主风机—烟气轮机组、备用主风机、CO余热锅炉、产品精制、气体分馏几部分组成。 3 ) 生产方法及流程特点：装置以大庆减压渣油、减压蜡油、酮苯蜡膏、糠醛抽出油调和为原料，采用超稳分子筛催化剂。主要产品为液化气、汽油、轻柴油、重柴油、油浆等。工艺路线采用超稳分子筛催化剂提升管反应，新型重叠式两段再生工艺，并配有烟气回收（包括烟气能量回收机组和CO焚烧炉）和外取热器。汽油脱硫醇采用予碱洗加上无碱脱臭工艺。 主要产品及副产品：
重油催化裂化部分：
汽油 64.40×104 t/a
轻柴油 33.60×104 t/a
液化气 16.80×104 t/a
干气 5.60×104 t/a
油浆 6.30×104 t/a
1.1.2工艺原理
催化裂化是炼油工业中重要的二次加工过程，是重油轻质化的重要手段。它是使原料油在适宜的温度、压力和催化剂存在的条件下，进行分解、异构化、氢转移、芳构化、缩合等一系列化学反应，原料油转化成气体、汽油、柴油等主要产品及油浆、焦炭的生产过程。催化裂化的原料油来源广泛，主要是常减压的馏分油、常压渣油、减压渣油及丙烷脱沥青
油、蜡膏、蜡下油等。随着石油资源的短缺和原油的日趋变重，重油催化裂化有了较快的发展，处理的原料可以是全常渣甚至是全减渣。在硫含量较高时，则需用加氢脱硫装置进行处理，提供催化原料。催化裂化过程具有轻质油收率高、汽油辛烷值较高、气体产品中烯烃含量高等特点。
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。
1.1.3工艺流程及说明
对等网线1.1.3.1反应-再生
装置用的混和蜡油和减压渣油分别由输转9#、10#罐和一套、二套减压渣油线用泵(P201/1-4)抽进装置内的静态混合器（D214）混和后，进入原料缓冲罐，然后用原料泵P202/1、2抽出与油浆换热。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组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（液化汽、汽油、轻重柴油）并生成油浆、干气及焦炭。反应油气、水蒸汽、催化剂经提升管出口粗旋风分离器分离出大部分催化剂，反应油气再经沉降器内四组单级旋风分离器分离出大部份催化剂，反应油气、蒸汽连同微量的催化剂细粉至分馏塔底部，分馏塔底油浆固体含量一般控制≯6g/L。 旋风分离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，蒸气经环形分布器进入汽提段的三个部位使催化剂不仅处于流化状态，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斜管进入一再催化剂分布器。
第一再生器在比较缓和的条件下进行充分燃烧，操作压力为0.25Mpa(表)，温度660—720℃，在床层中烧掉焦炭中绝大部分氢和部分碳，烧碳的多少视进料轻重不同而异，碳的燃烧量和再生温度由进入第一再生器的风量控制，以便获得灵活的操作条件，由于有水蒸汽存在，一再温度要控制低一些，以便将催化剂的水热失活控制在最小程度。烧焦用风分别由一再主风及过剩氧较高的二再烟气提供。
从一再出来的半再生催化剂通过半再生滑阀或外取热器进入二再下部，并均匀分布，二再压力控制在0.28MPa(表)，温度在660℃~710℃操作，催化剂上剩余碳用过量的氧全部生成CO2，由于一再烧掉绝大部分氢从而降低了二再中水蒸汽分压，使二再可在较高的温度下操作，二再烟气由顶部通过主风分布板进入一再。热再生催化剂从二再流出，通过再生滑阀进入提升管底部，经蒸汽及高压瓦斯的提升，实现催化剂连续的循环。
电梯门机系统
再生器烧焦用的主风由主风机供给，主风机出口分出一股主风经增压机升压至0.44~0.55M
pa，流量为80~130Nm3/min作为外取热器流化风，流量为70~150Nm3/min作为空气提升管的提升风。
为维持两器热平衡，增加操作的灵活性，在一再至二再设置了可调节取热量的外取热器。由一再床层引出的高温催化剂（660~700℃）流入外取热器自上向下流动，取热管浸没在流化床内，管内走水。取热器底部通入流化空气，以维持良好的流化，维持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在200℃左右，通过外取热器下滑阀流入二再底部。
外取热器用的除氧水自余热锅炉来，进入汽包（D—118）与外取热器换热出来的汽水混合传热并进行汽液分离后产生3.9Mpa(绝半导体模块)饱和蒸汽送至CO余热锅过热。
汽包里的饱和水由循环水泵抽出，强制循环，进入外取热器取热管。
由分馏塔顶油气分离器来的富气[0.22MPa(a)]流量为700Nm3/min，温度为40℃，经气压机入口DN700气动调节蝶阀进入一段压缩，压缩至0.64~0.68Mpa(a)，进入级间冷却器(E-312)，为防止在冷却器中形成氨盐结晶和除去H2S等有害物质，在压缩富气进入冷却器前
注入洗涤水，流量约为8000kg/h。气体冷却器冷至40℃后进入级间分液罐（D-305）进行气液分离，气相进入气压机进行二段压缩至1.08~1.8MPa(绝)然后经Dg350风动闸阀去吸收稳定部分。D-305中凝液由凝液泵（P-307/1.2）打入吸收稳定部分罐D-301或自压至分馏部分罐D-201。含硫污水自压至含硫污水罐（D-207）。
蒸气透平用2.9~3.8MPa(a)，360~420℃过热蒸汽驱动，背压蒸汽为0.75~1.30MPa(a)并入装置低压蒸汽管网。
为防止气机飞动，在气压机段出口设有防喘振控制系统，该系统根据防喘振控制线所确定的气压机流量及进出口压力和温度自动控制气压机防喘振调节阀FCV-121场馆座椅。它能在操做点达到防喘振控制点时迅速打开防喘振调节阀，防止喘振的发生，在正常操作时此阀关闭。装置的反应沉降器稀相压力是通过气压机入口前压力控制系统经调速器调节汽轮机转速来改变富气入口流量，从而实现反应压力恒定的目的。考虑到开工及紧急状态设有富气放火炬系统，由Dg600放火炬风动蝶阀或Dg200调节阀控制。
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