180萬(wàn)噸年催化裂化工藝評(píng)價(jià)

180萬(wàn)噸/年催化裂化工藝評(píng)價(jià)摘要本論文以榆林煉油廠180萬(wàn)噸/年催化裂化裝置為例，對(duì)裝置的能耗結(jié)構(gòu)、產(chǎn)率、產(chǎn)品質(zhì)量及環(huán)境污染進(jìn)行了分析。催化裂化工藝不但解決了長(zhǎng)期以來(lái)資源沒(méi)有得到充分利用和環(huán)境污染的問(wèn)題，而且解決了原油輕質(zhì)化的問(wèn)題，同時(shí)脫硫脫氮脫重金屬實(shí)現(xiàn)了原油裂解和縮合的提前進(jìn)行，改善了后續(xù)加氫裂化裝置原料的油品性質(zhì)，有效地避免了催化劑瓷球結(jié)焦和催化劑中毒失效的問(wèn)題，因此，研究催化裂化工藝意義重大。本文通過(guò)對(duì)催化裂化裝置和工藝流程的簡(jiǎn)介，對(duì)原料性質(zhì)和產(chǎn)品性質(zhì)進(jìn)行了分析，并對(duì)裝置的物料平衡和能耗進(jìn)行了闡述，選取合適的生產(chǎn)工藝，提出了加熱爐輻射出口溫度控制方案和壓縮機(jī)旁路控制方案，最終得出最佳操作方案。同時(shí)，研究了循環(huán)比對(duì)催化裂化產(chǎn)品產(chǎn)率和產(chǎn)品分布及裝置的經(jīng)濟(jì)性的影響，來(lái)評(píng)價(jià)催化裂化工藝。關(guān)鍵詞：催化裂化；能耗；循環(huán)比；裝置目錄TOC\o"1-5"\h\z目錄II第一章前言31.1催化裂化介紹31.2催化裂化的發(fā)展31.3工藝裝置概述11.4催化裂化工藝流程3第二章主要參數(shù)和技術(shù)經(jīng)濟(jì)指標(biāo)82.1原料性質(zhì)82.2產(chǎn)品性質(zhì)92.3物料平衡錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。第三章部分儀表控制方案133.1加熱爐輻射出口溫度控制方案133.2螺桿壓縮機(jī)旁路控制方案14第四章催化裂化裝置的循環(huán)比影響164.1循環(huán)比對(duì)產(chǎn)品產(chǎn)率的影響164.2循環(huán)比對(duì)裝置運(yùn)行的影響16第五章結(jié)論18參考文獻(xiàn)19致謝18第一章前言1.1催化裂化介紹催化裂化是石油煉制過(guò)程之一，是在熱和催化劑的作用下使重質(zhì)油發(fā)生裂化反應(yīng)，轉(zhuǎn)變?yōu)榱鸦瘹狻⑵秃筒裼偷鹊倪^(guò)程。大分子烴類(lèi)在熱作用下發(fā)生裂化和縮合。采用合成硅酸鋁催化劑：一種是無(wú)定形硅酸鋁型，另一種是沸石型。通常固定床催化裂化用的是低活性的。⑴催化裂化是石油二次加工的主要方法之一。在高溫和催化劑的作用下使重質(zhì)油發(fā)生裂化反應(yīng)，轉(zhuǎn)變?yōu)榱鸦瘹狻⑵秃筒裼偷鹊倪^(guò)程。主要反應(yīng)有分解、異構(gòu)化、氫轉(zhuǎn)移、芳構(gòu)化、縮合、生焦等。與熱裂化相比，其輕質(zhì)油產(chǎn)率高，汽油辛烷值高，柴油安定性較好，并副產(chǎn)富含烯烴的液化氣。近幾年來(lái)分子篩裂化催化劑采用硅溶膠或鋁溶膠等粘結(jié)劑，把分子篩、高嶺土粘結(jié)在一起，制成高密度、高強(qiáng)度的新一代半合成分子篩催化劑，所用分子篩除稀土-y型分子篩外，還有超穩(wěn)氫-y型分子篩等。反應(yīng)改在管式反應(yīng)器中進(jìn)行，稱(chēng)為提升管催化裂化（risercatalyticcracking）。⑵1.2催化裂化的發(fā)展長(zhǎng)期以來(lái)，流化床催化裂化原料主要為原油蒸餾的餾出油（柴油、減壓餾出油等）和熱加工餾出油，原料中鎳、釩（會(huì)使催化劑中毒）含量一般均小于0.5ppm。在以減壓渣油作催化裂化原料時(shí)，通常要在進(jìn)入催化裂化裝置前，用各種方法進(jìn)行原料預(yù)處理，除去其中大部分鎳、釩等金屬和瀝青質(zhì)。70年代以來(lái)，由于節(jié)約石油資源引起商品渣油需求下降。因此，流化床催化裂化裝置摻煉減壓渣油或直接加工常壓渣油已相當(dāng)普遍。主要措施是：采用抗重金屬中毒催化劑；在原料中加入鈍化劑等。⑶1.3工藝裝置概述流化床催化裂化裝置有多種類(lèi)型，按反應(yīng)器（或沉降器）和再生器布置的相對(duì)位置的不同可分為兩大類(lèi)：①反應(yīng)器和再生器分開(kāi)布置的并列式；②反應(yīng)器和再生器架疊在一起的同軸式。并列式又由于反應(yīng)器（或沉降器）和再生器位置高低的不同而分為同高并列式和高低并列式兩類(lèi)。同高并列式主要特點(diǎn)是:①催化劑由U型管密相輸送;②反應(yīng)器和再生器間的催化劑循環(huán)主要靠改變U型管兩端的催化劑密度來(lái)調(diào)節(jié)；③由反應(yīng)器輸送到再生器的催化劑，不通過(guò)再生器的分布板，直接由密相提升管送入分布板上的流化床可以減少分布板的磨蝕。高低并列式特點(diǎn)是反應(yīng)時(shí)間短，減少了二次反應(yīng);催化劑循環(huán)采用滑閥控制，比較靈活。同軸式裝置形式特點(diǎn)是：①反應(yīng)器和再生器之間的催化劑輸送采用塞閥控制;②采用垂直提升管和90°耐磨蝕的彎頭;③原料用多個(gè)噴嘴噴入提升管。針對(duì)榆林煉油廠原油一、二次加工不匹配的現(xiàn)狀，2009年6月該180萬(wàn)噸/年催化裂化裝置及配套系統(tǒng)由集團(tuán)公司批復(fù)立項(xiàng)。裝置由中國(guó)石化洛陽(yáng)化工工程公司設(shè)計(jì)，采用石油科學(xué)研究院開(kāi)發(fā)的MIP汽油降烯烴工藝技術(shù)。項(xiàng)目現(xiàn)場(chǎng)建設(shè)于2010年3月5日開(kāi)工，至2010年底裝置主體工程基本完成，于2011年6月22日建成并一次性開(kāi)車(chē)成功。2012年裝置進(jìn)行了首次大修，大修期間針對(duì)原料油噴嘴處理量彈性小、分餾塔底溫度控制不靈活、除氧器除氧效果差等問(wèn)題進(jìn)行了技改。技改后對(duì)原來(lái)的原料油噴嘴進(jìn)行了更換，更換后總進(jìn)料量可達(dá)300t/h（新鮮原料260t/h,回?zé)捰?0t/h）；從油漿蒸汽冷卻器E1209ABC后直接引管線至油漿下返塔線，解決了分餾塔底溫度難以控制的問(wèn)題；對(duì)原設(shè)計(jì)除氧器除氧水入口和凝結(jié)水入口進(jìn)行調(diào)換，并在除氧器內(nèi)新加四通除氧蒸汽管線，此項(xiàng)技改解決了除氧水氧含量超標(biāo)的問(wèn)題；針對(duì)現(xiàn)場(chǎng)除氧器及定排罐常冒汽的問(wèn)題，新加冷卻器及噴淋設(shè)施，回收了浪費(fèi)的蒸汽，同時(shí)現(xiàn)場(chǎng)噪聲得到治理，此項(xiàng)技改在2013年4月申請(qǐng)了國(guó)家專(zhuān)利；針對(duì)除氧水泵壓控線經(jīng)常泄漏問(wèn)題，通過(guò)在壓控線新加兩減壓閥的辦法使壓力梯度降低，解決了由于壓降大而經(jīng)常發(fā)生磨損泄漏的問(wèn)題，此項(xiàng)技改在2013年4月申請(qǐng)了國(guó)家專(zhuān)利。一、裝置規(guī)模設(shè)計(jì)規(guī)模：180X104t/a,設(shè)計(jì)年開(kāi)工時(shí)數(shù)為8400小時(shí)。二、生產(chǎn)方案采用石科院的MIP汽油降烯烴工藝技術(shù)，多產(chǎn)汽油生產(chǎn)方案。三、催化劑采用降烯烴或MIP專(zhuān)用催化劑。助劑采用CO助燃劑、鈍化劑、阻垢劑等多種助劑。四、設(shè)計(jì)范圍180X104t/a重油催化裂化裝置包括反應(yīng)-再生部分、主風(fēng)機(jī)組部分、余熱鍋爐和蒸汽過(guò)熱爐部分、分餾部分、吸收穩(wěn)定部分（含氣壓機(jī)）、產(chǎn)汽及低溫?zé)峄厥詹糠帧Ｎ?、主要設(shè)計(jì)指標(biāo)液化石油氣中C含量才0.5vol%；液化石油氣中C及以上組分含量＞1.525vol%；再生劑定炭＜0.1%；設(shè)計(jì)滿(mǎn)足三年一大修的要求。六、產(chǎn)品及產(chǎn)品去向主要產(chǎn)品：液化石油氣、高辛烷值汽油、輕柴油。副產(chǎn)品：油漿和干氣。產(chǎn)品去向干氣＞全廠干氣脫硫裝置。液化氣一催化裝置配套的液化氣脫硫脫硫醇單元。催化汽油一催化裝置配套的汽油脫硫醇單元。輕柴油一去柴油加氫精制單元。產(chǎn)品油漿去罐區(qū)。1.4催化裂化工藝流程催化裂化裝置由反應(yīng)-再生、分餾、吸收穩(wěn)定(含氣壓機(jī))、主風(fēng)機(jī)系統(tǒng)、余熱鍋爐及產(chǎn)汽系統(tǒng)組成，各部分流程敘述如下［4］：一、反應(yīng)再生部分常壓渣油從裝置外進(jìn)入原料油緩沖罐(V1203),由原料油泵(P1201AB)抽出后經(jīng)原料油一輕柴油換熱器(E1214AB)和分餾二中-原料油換熱器(E1216)換熱至168°C,再經(jīng)循環(huán)油漿-原料油換熱器(E1201AB)加熱至200°C,與自分餾部分來(lái)的回?zé)捰汀⒒責(zé)捰蜐{混合后分六路經(jīng)原料油霧化噴嘴進(jìn)入提升管反應(yīng)器進(jìn)料汽化段，與預(yù)提升段整流后的680?690C高溫催化劑接觸完成原料的升溫、汽化及反應(yīng)，500C的反應(yīng)油氣與待生催化劑經(jīng)提升管出口4組粗旋分離催化劑后，通過(guò)粗旋升氣管進(jìn)入沉降器4組單級(jí)旋風(fēng)分離器,再進(jìn)一步除去攜帶的催化劑細(xì)粉,反應(yīng)油氣離開(kāi)沉降器，進(jìn)入分餾塔(T1201)。積炭的待生催化劑進(jìn)入汽提段,在此與蒸汽逆流接觸汽提出催化劑所攜帶的油氣，汽提后的催化劑沿待生斜管下流，經(jīng)待生滑閥進(jìn)入再生器（R-1102）的燒焦罐下部，與自二密相來(lái)的高溫再生催化劑混合開(kāi)始燒焦，在催化劑沿?zé)构尴蛏狭鲃?dòng)的過(guò)程中，燒去大部分焦炭。含炭較低的催化劑在燒焦罐頂部經(jīng)大孔分布板進(jìn)入二密相，在680?690°C條件下最終完成焦炭及CO的燃燒過(guò)程。再生催化劑經(jīng)再生斜管及再生滑閥進(jìn)入提升管反應(yīng)器底部，在干氣/蒸汽的提升下，完成催化劑加速、整流過(guò)程，然后與霧化的原料接觸汽化并進(jìn)行反應(yīng)。再生器燒焦所需的主風(fēng)由主風(fēng)機(jī)提供，主風(fēng)自大氣進(jìn)入主風(fēng)機(jī)（B1101AB）,升壓后經(jīng)主風(fēng)管道、輔助燃燒室（F1101）及主風(fēng)分布管進(jìn)入再生器。再生燒焦產(chǎn)生的煙氣經(jīng)12組兩級(jí)旋風(fēng)分離器分離催化劑后進(jìn)入三旋進(jìn)一步分離夾帶的催化劑，凈化的煙氣進(jìn)入煙機(jī)回收壓力能和熱能，然后進(jìn)入余熱鍋爐進(jìn)一步回收煙氣的熱能，最后經(jīng)煙囪高空排放到大氣。開(kāi)工用的催化劑由冷催化劑罐（V1101）或熱催化劑罐（V1102）用非凈化壓縮空氣輸送至再生器，正常補(bǔ)充催化劑可由催化劑小型自動(dòng)加料輸送至再生器。CO助燃劑由助燃劑加料斗（V1105）、助燃劑加料罐（V1106）用非凈化壓縮空氣經(jīng)小型加料管線輸送至再生器。為保持兩器系統(tǒng)的催化劑活性，需從再生器內(nèi)不定期卸出部分催化劑，由非凈化壓縮空氣輸送至廢催化劑罐（V1103），然后由槽車(chē)運(yùn)至固體填埋場(chǎng)填埋。二、分餾部分由沉降器來(lái)的反應(yīng)油氣進(jìn)入分餾塔（T1201）下部，通過(guò)人字擋板與循環(huán)油漿逆流接觸，洗滌反應(yīng)油氣中催化劑并脫過(guò)熱，使油氣呈“飽和狀態(tài)”進(jìn)入分餾段進(jìn)行分餾。分餾塔頂油氣經(jīng)分餾塔頂油氣一除鹽水換熱器（E1202A?F）、分餾塔頂油氣干式空冷器（EA1201A?L）、分餾塔頂油氣冷凝冷卻器（E1203A?F）冷至40C，進(jìn)入分餾塔頂油氣分離器（V1201）進(jìn)行氣、液、水三相分離。分離出的粗汽油經(jīng)粗汽油泵（P1202AB）提壓后分成兩路，一路經(jīng)粗汽油冷卻器（E1215）冷卻至28C作為吸收劑進(jìn)入吸收塔（T1301），另一路在需要時(shí)作為反應(yīng)降溫介質(zhì)打入提升管第一反應(yīng)區(qū)出口。分離的富氣進(jìn)入氣壓機(jī)（C1301）。含硫的酸性水自流入酸性水緩沖罐（V1208）,經(jīng)酸性水泵（P1210AB）抽出，一部分作為油氣洗滌水送至分餾塔頂油氣管道，另一部分作為富氣洗滌水送至氣壓機(jī)出口管道，另一部分送出裝置。輕柴油自分餾塔13層(或15層)塔板抽出自流至輕柴油汽提塔(T1202),汽提后的輕柴油由輕柴油泵(P1204AB)抽出后，經(jīng)原料油-輕柴油換熱器(E1214AB)、輕柴油-富吸收油換熱器(E1205AB)、輕柴油-熱水換熱器(E1206AB)換熱，再經(jīng)輕柴油空冷器(EA1203AB)冷卻至60°C后，再分成兩路：一路由貧吸收油泵(P1209AB)升壓后，再經(jīng)貧吸收油冷卻器(E1208AB)冷卻至28C送至再吸收塔(T1303)作貧吸收油。另一路要么送出裝置去罐區(qū)，要么直接去輕柴油加氫精制裝置。分餾塔多余熱量分別由頂循環(huán)回流、分餾一中段和分餾二中段循環(huán)回流及油漿循環(huán)回流取走。頂循環(huán)回流自分餾塔第4層塔盤(pán)抽出，用頂循環(huán)油泵(P1203AB)升壓，經(jīng)頂循環(huán)油-除鹽水換熱器(E1204A)、頂循環(huán)油-熱水換熱器(E1204BC)回收熱量，最后經(jīng)頂循環(huán)油空冷器(EA1202AB)冷卻至85C后返至分餾塔頂?shù)?層塔板。分餾一中段回流油自分餾塔第19層抽出，通過(guò)分餾一中油泵(P1205AB)升壓，經(jīng)穩(wěn)定塔底重沸器(E1303)、分餾一中段油-熱水換熱器(E1207)換熱，溫度降至200C返回分餾塔14或16層塔板。分餾二中及回?zé)捰妥苑逐s塔第30層自流至回?zé)捰凸?V1202)，經(jīng)分餾二中及回?zé)捰捅?P1206AB)升壓分三路，一路與換熱后的原料油混合后進(jìn)提升管回?zé)挕⒁宦纷鳛閮?nèi)回流返回分餾塔第31層，另一路經(jīng)分餾二中－原料油換熱器(E1216)換熱后返回第28層。油漿自分餾塔底由循環(huán)油漿泵(P1207AB)抽出后經(jīng)循環(huán)油漿-原料油換熱器(E1201AB)換熱，再經(jīng)循環(huán)油漿蒸汽發(fā)生器(E1209A?C)發(fā)生4.22Mpa、255C級(jí)中壓飽和蒸汽后，溫度降至280C后分三路，一路進(jìn)入產(chǎn)品油漿一熱水換熱器(E1211AB)冷卻至90C，作為產(chǎn)品油漿送至罐區(qū)燃料油罐。需緊急外甩時(shí)，則同時(shí)啟用外甩油漿一熱水換熱器(E1212AB)，將外甩油漿冷至90C送至罐區(qū)燃料油罐；一路經(jīng)油漿上返塔返回分餾塔洗滌脫過(guò)熱段上部，另一路經(jīng)油漿下返塔返回分餾塔底部。必要時(shí)，回?zé)捰蜐{可自泵出口直接與換熱后原料油混合送至提升管反應(yīng)器回?zé)挕榉乐褂蜐{系統(tǒng)設(shè)備及管道結(jié)垢，設(shè)置油漿阻垢劑加注系統(tǒng)。桶裝阻垢劑先經(jīng)阻垢劑吸入泵打進(jìn)化學(xué)藥劑罐，然后由阻垢劑注入泵注入循環(huán)油漿泵(P1207AB)入口管線。三、吸收穩(wěn)定部分從V1201來(lái)的富氣進(jìn)入氣壓機(jī)一段進(jìn)行壓縮，然后由氣壓機(jī)中間冷卻器冷至40°C,進(jìn)入氣壓機(jī)中間分離器進(jìn)行氣、液分離。分離出的富氣再進(jìn)入氣壓機(jī)二段。二段出口壓力為1.6MPa(絕)。氣壓機(jī)二段出口富氣與富氣洗滌水匯合后先經(jīng)壓縮富氣干式空冷器(EA1301AB)冷卻后與解吸塔頂氣及吸收塔底油匯合進(jìn)入壓縮富氣冷凝冷卻器(E1301A~D)進(jìn)一步冷至40C后，進(jìn)入氣壓機(jī)出口油氣分離器(V1301)進(jìn)行氣、液、水分離。粗汽油經(jīng)V1201分離后的氣體進(jìn)入吸收塔(T1301)進(jìn)行吸收，粗汽油作為吸收劑自第6層或第16層進(jìn)入吸收塔。穩(wěn)定汽油作為補(bǔ)充吸收劑自第1層進(jìn)入吸收塔，吸收過(guò)程放出的熱量由兩個(gè)中段回流取走。其中一中段回流自第10層塔盤(pán)抽出，由吸收塔一中回流泵(P1303AB)升壓后經(jīng)吸收塔一中段油冷卻器(E1307AB)冷至28C返回吸收塔第11層塔盤(pán)；二中段回流自第30層塔盤(pán)抽出，由吸收塔二中回流泵(P1304)升壓后經(jīng)吸收塔二中段油冷卻器(E1308AB)冷至28C返回吸收塔第31層塔盤(pán)。貧氣自吸收塔頂進(jìn)入再吸收塔(T1303)，用輕柴油作貧吸收劑進(jìn)一步吸收，塔頂干氣分為兩路，一路至提升管反應(yīng)器作預(yù)提升干氣，一路至產(chǎn)品精制裝置脫硫，凈化干氣作為工廠燃料氣；吸收后的富吸收油自壓回分餾部分。凝縮油由解吸塔進(jìn)料泵(P1305AB)從V1301抽出后直接進(jìn)入解吸塔(T1302)第40層。解吸塔中段重沸器(E1304)以穩(wěn)定汽油為熱源，從第17層抽出加熱后返回第16層；解吸塔底設(shè)二臺(tái)重沸器，一臺(tái)為解吸塔重沸器(二)(E1302A)由1.0MPa過(guò)熱蒸汽提供熱源，另一臺(tái)為解吸塔重沸器(一)(E1302)由穩(wěn)定汽油提供熱源，以解吸出凝縮油中的WC2組分。脫乙烷汽油由穩(wěn)定塔進(jìn)料泵(P1306AB)從解吸塔底抽出，直接送至穩(wěn)定塔(T1304)進(jìn)行分餾，穩(wěn)定塔底重沸器(E1303)由分餾塔一中段油提供熱量。液化石油氣從穩(wěn)定塔頂流出，經(jīng)穩(wěn)定塔頂油氣干式空冷器(EA1303A?J)冷至50C后進(jìn)入穩(wěn)定塔頂回流罐(V1302)。液化石油氣經(jīng)穩(wěn)定塔頂回流油泵(P1307AB)抽出后，一部分作穩(wěn)定塔回流，其余作為液化石油氣產(chǎn)品經(jīng)液化石油氣后冷器(E1309AB)冷卻至40C后送至產(chǎn)品精制裝置脫硫、脫硫醇。穩(wěn)定汽油自穩(wěn)定塔底抽出，依次經(jīng)解吸塔底重沸器(一)(E1302)、解吸塔中間重沸器(E1304)、穩(wěn)定汽油-熱水換熱器(E1311AB)分別與脫乙烷汽油、凝縮油、熱水換熱后，再經(jīng)穩(wěn)定汽油干式空冷器(EA1302AB)、穩(wěn)定汽油冷卻器(E1306AB)冷卻至40C，一部分由穩(wěn)定汽油泵（P1308AB）升壓后經(jīng)補(bǔ)充吸收劑冷卻器（E1305）冷卻至28°C送至吸收塔作補(bǔ)充吸收劑，另一部分送至產(chǎn)品精制裝置脫硫醇后作為產(chǎn)品出裝四、產(chǎn)汽部分、余熱鍋爐部分、余熱回收部分1．產(chǎn)汽部分、余熱鍋爐部分自裝置換熱后的除鹽水182.8/229t/h和自催化裝置來(lái)的9.3t/h凝結(jié)水混合進(jìn)入除氧器除氧。外取熱器產(chǎn)、循環(huán)油漿蒸汽發(fā)生器分別產(chǎn)中壓飽和蒸汽（4.22MPa、255C）137.2/179.4t/h、30.6/36t/h,合計(jì)167.8/215.4t/h，分兩路送至余熱鍋爐過(guò)熱。每臺(tái)余熱鍋爐自產(chǎn)汽11.4/13.3t/h。兩臺(tái)余鍋過(guò)熱器出口的過(guò)熱蒸汽（344/339C,4.02MPa）合并進(jìn)入蒸汽過(guò)熱爐（B1502），經(jīng)補(bǔ)燃過(guò)熱至450C。補(bǔ)燒燃料氣量為2612/3839m3n/h。裝置產(chǎn)中壓過(guò)熱蒸汽共計(jì)190.6/242t/h,氣壓機(jī)背壓透平用汽48.5/60t/h,四機(jī)組背壓透平進(jìn)汽146/170t/h,正常工況裝置需系統(tǒng)供給3.9t/h中壓蒸汽。來(lái)自背壓透平減溫后的260C、1.0MPa蒸汽計(jì)201.1/238t/h（含噴水產(chǎn)汽6.6/8t/h），催化裝置自用58.92t/h，其中5.3t/h經(jīng)再生器稀相過(guò)熱盤(pán)管過(guò)熱至450C后供裝置防焦、汽提使用，其余142.18/171.68t/h送至系統(tǒng)1.0MPa蒸汽管網(wǎng)。催化裝置開(kāi)工正常后，自催化煙機(jī)來(lái)的261768/276776m3n/h（~500C）再生煙氣與蒸汽過(guò)熱爐來(lái)的38004/51868m3n/h煙氣（841/936C）混合后（總煙氣量為299772/328644m3n/h），經(jīng)余熱鍋爐放熱，溫度降至167C排入煙囪。2．余熱回收部分催化裝置低溫?zé)岢思訜岢}水外，剩余的低溫?zé)峥蓪?50t/h熱水由70C加熱至93.2C,再送至動(dòng)力站，用于加熱動(dòng)力站的除鹽水和鼓風(fēng)機(jī)補(bǔ)燃用風(fēng)，多余部分冬季用于采暖，夏季由干式空冷器冷卻，各路熱水冷后溫度降至70C送至催化裝置。

第二章主要參數(shù)和技術(shù)經(jīng)濟(jì)指標(biāo)2.1原料性質(zhì)以石科院分析的榆林常壓渣油數(shù)據(jù)作為設(shè)計(jì)依據(jù)，詳見(jiàn)表2-1-1表2-1-1原料油的性質(zhì)項(xiàng)目數(shù)值密度(20°C),g/cm30.9159運(yùn)動(dòng)粘度，mm2/s(80C)34.24運(yùn)動(dòng)粘度，mm2/s(100C)18.58分子量492凝點(diǎn)，C32殘?zhí)?，W%6.35元素組成W%C87.12H12.76氮含量，W%0.18硫含量，W%0.17重金屬mg/kgFe7.4V1.7Cu0.34Na3.0Ni7.8餾程CHK2685%34110%37530%437蒸餾終點(diǎn)收率，%65.2蒸餾終點(diǎn)溫度，C540說(shuō)明：1．原料性質(zhì)由石科院根據(jù)榆煉提供的原料油分析得到(2009年8月)；原料未經(jīng)電脫鹽處理，設(shè)計(jì)要求催化進(jìn)料中Na含量才1mg/kg；另有重整裝置來(lái)的重整拔頭油8.3t/h、加氫裝置來(lái)的加氫粗汽油7.3t/h和

加氫預(yù)分餾塔塔頂油氣1.6t/h進(jìn)入催化分餾塔頂油氣分離器。2.2產(chǎn)品性質(zhì)裝置以多產(chǎn)汽油為主，主要產(chǎn)品有低烯烴的高辛烷值汽油、輕柴油組分和液化石油氣，不產(chǎn)重柴油，副產(chǎn)為少量干氣和油漿。催化汽油經(jīng)堿洗、脫硫醇，與重整汽油調(diào)合后作為成品汽油出廠。催化柴油十六烷值較低，不能直接作為產(chǎn)品出廠，需經(jīng)過(guò)柴油加氫精制調(diào)合后出廠。干氣、液化氣性質(zhì)見(jiàn)表2-2-1，催化汽油和輕柴油性質(zhì)見(jiàn)表2-2-2。表2-2-1干氣、液化石油氣組成(計(jì)算值)序號(hào)組份干氣(mol%)液化石油氣(mol%)1H226.7422N213.9723C022.5684CO0.0005O20.5106H2S0.7440.3537C1o26.7710.0008C2o13.0700.4489C2=14.2850.00910C3o0.1368.32711C3=0.86034.16512nC4o0.0077.77613iC4。0.01717.31914nC4=0.0065.29715iC4=0.00212.20316cC4-2=0.0016.03417tC4-2=0.0027.87818nC5/0.01019IC5/0.07620nC5=/0.01221H2O0.280.004合計(jì)100100表2-2-2產(chǎn)品性質(zhì)密度(20°C),g/cm3~0.72誘導(dǎo)期，min>1000硫含量，卩g/g~150烯烴，%27芳烴，%~20辛烷值：產(chǎn)品項(xiàng)目扌旨標(biāo)汽油

產(chǎn)品項(xiàng)目指標(biāo)初餾點(diǎn)3810%5230%——50%9670%——90%168干點(diǎn)198密度(20°C),g/cm3~0.93十六烷值~30催凝點(diǎn)，C-5化初餾點(diǎn)19010%210柴30%—50%253油70%——90%336干點(diǎn)360備注：柴油性質(zhì)摘自石科院工藝包。2.3物料平衡物料平衡見(jiàn)表2-3-1。表1-3-1裝置物料平衡表序號(hào)物料名稱(chēng)收率數(shù)量Wt%kg/hX104t/a原料常壓渣油100214286180合計(jì)100214286180產(chǎn)品干氣364295.4液化石油13.52892924.3汽油44.59535780.1輕柴油25.55464345.9油漿3.881436.84焦炭9.21971416.56損失0.510710.9合計(jì)100214286180注：（1）數(shù)據(jù)來(lái)自石油化工科學(xué)研究院提供的工藝包。（2）該表僅為反應(yīng)部分的物料平衡不包含重整拔頭油和加氫粗汽油及夾帶至后部的惰性氣。第三章部分儀表控制方案3.1加熱爐輻射出口溫度控制方案嚴(yán)格控制加熱爐輻射出口溫度，保證爐對(duì)流出口溫度不超過(guò)380°C，輻射出口溫度控制在(490-500)±1C，處理量、循環(huán)比、對(duì)流出口溫度、輻射出口的溫度、原料性質(zhì)的變化和產(chǎn)品質(zhì)量情況穩(wěn)定加熱爐進(jìn)料量、輻射出口溫度，爐出口溫度直接影響裂解縮合反應(yīng)的深度，關(guān)系到產(chǎn)品的質(zhì)量和收率。常用的控制方案有:輻射出口溫度-爐膛溫度串級(jí)控制；輻射出口溫度單回路控制；輻射出口溫度-燃料流量串級(jí)控制。裂化裝置加熱爐出口溫度采用溫度單回路控制方案，如圖3-1所示：這種控制方案是根據(jù)輻射出口溫度直接調(diào)節(jié)燃料氣量，要求燃料氣總管壓力比較平穩(wěn)。采用這種控制方案的優(yōu)點(diǎn)是控制簡(jiǎn)單，缺點(diǎn)是加熱爐負(fù)荷較大時(shí)，燃料氣的壓力和熱值稍有波動(dòng)，爐出口溫度就會(huì)顯著變化。同時(shí)當(dāng)加熱量變化后，由于傳熱及測(cè)溫元件的滯后，調(diào)節(jié)作用不及時(shí)，輻射出口溫度會(huì)出現(xiàn)較大波動(dòng)。加熱爐烘爐注意事項(xiàng)：烘爐點(diǎn)火前24小時(shí)爐管給氣暖爐，使?fàn)t溫度在80C以上。烘爐過(guò)程中，輻射出口溫度不得高于550C，其余各爐管出口溫度〉400C。啟用儀表保持準(zhǔn)確無(wú)誤。加強(qiáng)檢查，防止憋壓，升溫均勻緩慢。嚴(yán)格按烘爐曲線進(jìn)行操作。爐膛溫差V40°C，做到多火苗短火焰。3.2螺桿壓縮機(jī)旁路控制方案離心式壓縮機(jī)的防喘振控制方案有以下幾種:固定極限流量法；可變極限流量法［5；］旁路控制法。螺桿壓縮機(jī)不像離心壓縮機(jī)有喘振現(xiàn)象，但是為了確保壓縮機(jī)出口壓力的穩(wěn)定，避免因系統(tǒng)壓力變化引起壓機(jī)出口壓力變化，引起燃料氣管網(wǎng)壓力波動(dòng)，造成爐出口溫度波動(dòng)，惡性循環(huán)，增加了操作難度，影響裝置的平穩(wěn)運(yùn)行，因此采根據(jù)壓縮機(jī)排氣壓力、富氣流量的變化，通過(guò)調(diào)節(jié)旁路閥，控制壓縮機(jī)出口返回入口的循環(huán)氣量來(lái)穩(wěn)定出口排氣壓力，即出口排氣流量，進(jìn)而穩(wěn)定燃料氣管網(wǎng)壓力，確保裝置平穩(wěn)運(yùn)行。其控制參數(shù)如表3-2運(yùn)轉(zhuǎn)期間參數(shù)監(jiān)控所示：表3-2運(yùn)轉(zhuǎn)期間參數(shù)監(jiān)控項(xiàng)目控制值報(bào)警聯(lián)鎖停車(chē)出口壓力0.8Mpa>0.82Mpa>0.85Mpa出口溫度W80C>85C>90C入口壓力0.06-0.08Mpa<0.05Mpa入口溫度W40C潤(rùn)滑油供油總壓力0.25-0.3Mpa<0.2Mpa續(xù)表3-2續(xù)表3-2項(xiàng)目控制值報(bào)警供油溫度22°CV油溫V50°C>50C或<22C油過(guò)濾器壓力<0.1Mpa>0.1Mpa分離器液位320-380mm>400或<100mm循環(huán)冷卻軟水溫度<40C各軸承溫度<65C電機(jī)電流19.8A聯(lián)鎖停車(chē)該控制方案的優(yōu)點(diǎn)是控制單元簡(jiǎn)單可靠，便于操作，而且調(diào)節(jié)迅速易于控制。第四章催化裂化裝置的循環(huán)比影響循環(huán)比主要影響產(chǎn)品分布,降低循環(huán)比有利于提高餾分油收率,降低焦炭產(chǎn)率,餾分油收率的提高,主要是提高了經(jīng)濟(jì)價(jià)格相對(duì)較高的汽油、柴油收率。另外循環(huán)比對(duì)裝置處理能力的影響表現(xiàn)在加熱爐負(fù)荷上，降低循環(huán)比，可降低加熱爐負(fù)荷；在保持加熱爐負(fù)荷不變的情況下，可增加裝置的處理能力。為最大限度地降低焦炭產(chǎn)率，提高液體產(chǎn)品收率，80年代后國(guó)外新設(shè)計(jì)的延遲焦化裝置循環(huán)比一直呈降低趨勢(shì)［6］。4.1循環(huán)比對(duì)產(chǎn)品產(chǎn)率的影響循環(huán)比（質(zhì)量）=（加熱爐輻射段進(jìn)料質(zhì)量新鮮原料質(zhì)量）/新鮮原料油質(zhì)量二加熱爐輻射段進(jìn)料質(zhì)量/新鮮原料質(zhì)量-1［7］。循環(huán)比（質(zhì)量）對(duì)裝置的加工量產(chǎn)量產(chǎn)品的分布和性質(zhì)都有較大影響，循環(huán)比增大,可使汽油、柴油收率增加，氣體的收率減少，一般裝置循環(huán)比為0.1?0.5。通過(guò)我們的實(shí)際生產(chǎn)比較得知不同循環(huán)比下的產(chǎn)品產(chǎn)率，以新鮮原料、反應(yīng)溫度500°C為基準(zhǔn)，以所述的循環(huán)比分別添加0.2、0.3、0.4倍的摻兌油進(jìn)行焦化試驗(yàn),所得不同聯(lián)合循環(huán)比的焦化反應(yīng)產(chǎn)物分布見(jiàn)表4-1：表4-1循環(huán)比對(duì)產(chǎn)物分布的影響（%）循環(huán)比氣體汽油柴油0.25.758.0274.620.34.146.5275.660.43.565.1876.39由上表可以看出隨循環(huán)比增大，柴油收率在增大，而汽油、氣體在下降。本裝置主要以汽柴油為產(chǎn)品，循環(huán)比為0.3時(shí)液收最高，達(dá)到85.58％