延炼实习报告

第一部分概述

在紧张的期末考试结束后，本专业全班于7月1日前往延安炼油厂进行为期10天的炼油厂生产实习，于7月10日圆满结束。本次实习期间，我们顺利的完成了在延安炼油厂的联合一、二车间，聚丙烯车间这三个车间的实习任务，在指导老师和延安炼油厂职工的谆谆教导下，对整个石油炼制流程有了一个规范的了解，并从实习的过程中体会到了生产实际的特性，学到了不少有用的实际生产操作规程。

延长石油集团简介

陕西延长石油（集团）有限责任公司（延长油矿管理局）（简称延长石油）是省属国有大型企业，也是国内拥有石油、天然气勘探开发资质的四家企业之一。集团公司下设油田、炼化、油气勘探、油品管输、销售、财务等专业板块和陕西兴化集团、陕西化建公司等直属子公司，生产经营单位30多个。

延长石油是我国乃至世界上发现最早的天然油矿之一，1905年建厂；1907年打成“中国陆上第一口油井”，同年建成炼油房，结束了中国陆上不产石油的历史。在抗战时期延长石油生产出汽油、煤油、石蜡、油墨、擦枪油、凡士林等产品，不仅保证了中央机关、边区政府的用油需求，还换来了大量的布匹、钢铁、机器设备和短缺物资，被誉为“功臣油矿”。1944年，毛泽东同志为陕甘宁边区特等劳动模范、延长石油厂厂长陈振夏题词“埋头苦干”。建国后，延长石油先后为国家大油田的开发和建设输送了千余名管理干部和专业技术人员。1989年，江泽民同志视察了延长石油南泥湾油田；1994年，李鹏同志为延长石油题词“埋头苦干，再立新功”。近20多年来，延长石油在石油部和陕西省制定的“以油养油、采炼结合、滚动发展”的政策扶持下，陕北石油工业形成了多层次、多主体发展的格局。

1998年和2005年延长石油经历了两次重组，组建了“陕西延长石油（集团）有限责任公司（延长油矿管理局）”。重组后的延长石油集团整体优势日益显现，发展实力显著增强。目前，延长石油已发展成为集油气勘探、开发、炼油、化工、储运、销售、工程建设、机械制造为一体的大型石油化工综合企业，一跃成为陕西规模最大的企业。

2007年，延长石油的原油采、炼和产品销售三项指标均突破1000万吨大关，实现销售收入470亿元，利税费总额230亿元，成功跨入国家千万吨级大油田行列。

目前，集团公司下设油田、炼化、油气勘探、管输、销售、财务等专业板块，以及陕西兴化集团、陕西化建公司、西安延炼工贸、延长石油材料公司等直属公司，托管陕西精密集团、西北橡胶总厂。

延安炼油厂简介

延安炼油厂筹建于1986年，投产于1988年，20多年来为地方经济的发展做出了重大贡献。2005年陕北石油体制重组，延安炼油厂在原延炼实业集团公司的基础上更名为陕西延长石油（集团）有限责任公司延安炼油厂，是炼化板块的骨干企业。

延炼地处古都西安与圣地延安之间，包茂高速和210国道由此经过。厂区坐落在葫芦河与洛河相汇的交口河镇，水、电和土地资源充足，交通、通讯十分便捷。

延安炼油厂依托资源，面向市场，经过不断的技术改造，目前已形成原油一次加工能力800万吨/年，催化二次加工400万吨/年的生产规模。配套的主要生产装置有30万吨/年重整、10万吨/年芳烃抽提、40万吨/年柴油加氢、30万吨/年液化气精制、30万吨/年气分、10万吨/年聚丙烯和6万吨/年MTBE。生产装置的工艺控制水平、技术操作水平和现代化管理水平逐年提高。主要产品有90＃、93＃、95＃汽油,-10＃、0＃、5＃柴油,聚丙烯、液化气等，其中90＃、93＃汽油和-10＃、0＃柴油都是陕西省名牌产品。

建厂20多年来，延炼在秉承企业优良传统的基础上，经过不断的创新和发展，现已形成了较为科学的管理理念和先进的企业文化。那就是发扬艰苦奋斗的延安精神和埋头苦干的石油精神，着力构建团结、务实、创新、奋进的企业精神；以人为本，着力塑造勤勉、守信、敬业、奉献的新型员工形象；大力倡导视质量为生命、以质量求发展、凭质量树品牌的品牌理念；管理上以科技强企为支撑，关注细节，讲求实效，追求卓越；始终坚持为市场创造价值、为企业谋求发展、为员工谋求福祉、为社会承担责任的价值理念，坚持走科学发展、清洁发展、节约发展、和谐发展的可持续发展之路，不断聚合全厂员工的智慧和力量，以“四个”一流（建一流队伍，干一流工作，创一流业绩，办一流企业）为标准，全力打造规模延炼、实力延炼、品牌延炼、和谐延炼。先后荣获全国守信用重合同企业、全国绿化400佳单位、全国设备管理优秀单位、全国500强企业、全国企业文化建设先进单位、全国石油和化学工业先进集体和陕西省质量效益型企业、陕西省明星企业、陕西省无泄漏工厂、陕西省清洁文明工厂、陕西省清洁生产审计示范单位、陕西省安全生产先进单位、陕西省消防安全红旗单位、陕西省绿色文明示范工程绿色企业、陕西省环保贡献奖杰出单位、省级卫生先进单位、省级文明单位等荣誉称号。

第二部分详细说明

第一章入场安全教育

本次实习的第一天下午，我们便进行了入场安全教育，由于实习并非实际生产操作，故接受的是一级，即厂级安全教育。从安全教育员那里，我们深刻的认识到了安全在化工领域，特别是石油化工这种易燃易爆，高毒性，易烧伤易冻伤的操作环境下的重要性。

具体内容如下：

入场安全教育：一级厂级安全教育

二级车间级安全教育

三级班组级安全教育

生产概况：原油经过常压装置，其中汽油辛烷值为50，经过重整后其辛烷值变成95，作为产品；柴油可直接作为产品销售；渣油经过催化裂化装置后生成液化气、辛烷值为90的汽油、柴油和油浆。柴油经过加氢重整后作为产品销售，油浆可作为锅炉的燃料，液化气经精致气分之后生成的丙烯经过缩合生成聚丙烯。

特点：高温高压、有毒有害、易燃易爆、易冻伤易烧伤。

接受安全教育培训的目的：提高安全生产技能，增强事故预防能力，掌握安全生产知识，增

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强事故应急处理能力。

新入场时，接受安全教育时间不小于72课时，每年在培训不小于20课时。

建立健全从业人员的安全教育培训档案，详细准确记录培训考核情况。

法律法规：《安全生产法》颁布时间是2002年11月1日。

安全方针：安全第一，预防为主。

现阶段的安全方针：安全第一，预防为主，综合治理。

立法目的：加强安全生产监督管理，防止和减少生产安全事故，保护人民生命财产的安全。从业人员的权利

1．安全保障、赔偿、工伤保险。

2．得知危险因素、防范措施、事故应急措施的权利。

3．对所在单位的安全生产有批评、建议的权利。

4．拒绝违章指挥、冒险作业的权利（事故发生时保持头脑清醒。）

5．在紧急情况下有停止作业，紧急撤离的权利（紧急停止要采取必要的措施后撤离）

义务

1．遵章守规，服从管理。

2．正确佩戴和使用劳动安全保护设施。

3．接受安全培训，掌握安全技能的义务。

4．发现事故隐患或其他不安全因素时报告的义务。

生产安全事故调查处理报告

事故分类：特别重大事故、重大事故、较大事故、一般事故。

特别重大事故：造成30人以上死亡或100人以上重伤（包括急性工业中毒）或造成1亿元以上直接经济损失的事故。

重大事故：造成10人以上30人以下死亡或50人以上100人以下重伤（包括急性工业中毒）或造成5000万以上1亿元以下直接经济损失的事故。

较大事故：造成3人以上10人以下死亡或10人以上50人以下重伤（包括急性工业中毒）或造成1000万以上5000万元以下直接经济损失的事故。

一般事故：造成3人以下死亡或10人以下重伤（包括急性工业中毒）或造成1000万元以下直接经济损失的事故。

四不放过原则：事故原因分析不清不放过，没有落实防范措施不放过，事故责任者没有受到处理不放过。

四不伤害原则：不伤害自己；不伤害他人；不被他人上海；保护他人不受伤害。

《中华人民共和国消防法》2009年5月1日起实施。

入场安全必知：

1．禁止使用手机《禁止在油气区域使用非防爆通讯工具的规定》

液化气罐区；运行期间的重整柴油加氢装置区；运行期间的液化气精制气分装置区；运行期间的聚丙烯MTBE装置区；储油罐区防火墙内；油气工房内；其他油气区；特殊情况下可能造成爆炸的危险区域。

2．职工被发现再进烟火区域内携带烟火或吸烟等处以一万元罚款并给予警告处分。

3．八大操作规程对应的八中调整。

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厂区动火作业许可证；高处安全作业许可证；设备检修安全作业许可证；设备内检修安全作业许可证；动土安全作业许可证；短路安全作业许可证；盲板抽堵安全作业许可证；吊装安全作业许可证。

4．火票分三种一级（8小时）二级（24小时）三级（120小时）。

动火期间氧气瓶、乙炔瓶之间距离不小于5米，两者距动火点不小于10米。

5．高处作业票：距基准面2米及以上均为高处作业。

6．炼油厂产品：汽油、柴油、聚丙烯、液化气。

7．事故调查处理：任何单位和给人都要支持和配合，任何单位和个人不得阻挠和干扰。8．灭火方法：冷却、窒息、隔离、抑制。

9．着火三要素：可燃物、助燃物、着火源。

10．十大不安全因素：侥幸心理、麻痹心理、偷懒心理、逞能心理、莽撞心理、心急心理、烦躁心理、赌气心理、自满心理、好奇心理。

第二章联合一车间实习说明

100万吨/年催化裂化装置操作规程

一、装置概况

装置包括反应、再生、分馏、吸收稳定、烟气能量回收、气压机及一氧化碳焚烧、余热锅炉等部分

本装置是以延安混合原油的常压渣油为原料，生产方案以多产高辛烷值的汽油为主，兼顾柴油和液化气，并保留了重柴油线，增加了操作的灵活性。

二、工艺及设备设计特点

为了保证催化裂化有较好的产品分布，采用高温短接触时间的提升管反应器，在其粗口接粗旋分离器，为提高目的产品的分率，在提升管中上部注入急冷油，以控制反应温度

（1）特殊的进料注入系统

1、提升管Y形部分：设置专门的分布器，使催化裂化处于良好的流化状态，为油和催化剂的

接触创造了良好的条件。

2、采用专门的高效雾化喷咀和雾化系统，以保证雾化的油滴与催化剂有良好的接触，并得到迅

速的传热反应。

3、专设回炼油喷嘴，回炼油不再混入原料油中，以满足二者不同裂化条件的要求。

高剂油比由于高效雾化喷咀可以降低原料预热温度，以增加调节剂油比的灵活性，为控制碳差不大于1.2%，必须维持剂油比在6以上，使产品分布得以改善。

（2）采用钝化剂注入系统，以抑制催化剂上重金属脱氨反应和生焦

（3）根据原料性质确定油浆排放量，优化操作以保证产品得率。

（4）沉降器汽提段采用高效分段气体技术，使待生催化剂的烃尽量脱除。

（5）二段再生新工艺

二段再生能很好的保持催化剂的活性和选择性。第一段再生是在较低的温度（660~690℃）下将催化剂上的部分碳和全部氢烧掉，这样就降低了第二再生器的水蒸气分压，虽然第二再生器的温度（710~730℃）比一再生器高许多，但由于基本上没有水蒸汽存在，因而使催化剂免于水热失活。

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（6）采用高效旋风分离器

这种旋风分离器回收效率高，结构有利于降低催化剂损耗，降低成本和减少环境污染。

（7）采用能够灵活调节催化剂循环量的分装式电液驱动冷壁滑阀，以保证操作平稳和装置长周期运转

（8）采用可调式外取热器，取出反应一再生系统过剩热量，发生4.0MPa 的中压蒸汽，其取热量可以根据两器热平衡予以调整

充分回收能量

1、 利用分流塔顶循环回流加热除盐水，供装置发生蒸汽。

2、 利用分馏塔中段回流加热采暖水，为装置的采暖伴热提供热源。

3、 利用循环油浆加热原料油及发生4.0MPa 蒸汽。

4、 采用一氧化碳焚烧余热锅炉回收再生烟气中一氧化碳燃烧的化学能和烟气的显热。

5、 采用烟气轮机回收再生烟气的压力能及部分热能。

（9）采用石油大学新型无卸料盘分离单管PSC-250，该单管分离效率高，不易堵塞。

三、原料油和催化剂

本装置的原料油为延安混合油的常压渣油，元素组成：C 86.37% H 12.90%

N 0.19% S 0.12%

催化剂 LRO-58BC 新鲜剂，化学组成：O Na 2 0.28%

Cl ---- 32O Fe 0.23%

四、物料平衡

进料：重油、直馏汽油 出料：干气（有损失）、液化气、汽油、轻柴油、油浆

五、工艺流程说明

（一）反应再生部分

本装置的原料油直接从厂区原料油罐区用P---211/1、2抽入到原料油缓冲罐D---203,再用原料油泵P —201/1,2抽出，经原料油/油浆换热器E---201/1~4升温到150~250℃，然后进入提升管底部，原料油与雾化蒸汽在进料喷嘴混合室混合后原料油被雾化，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气化，裂化成轻质产品（液化汽、汽油、柴油）并生成油浆、干气及焦炭。

反应油气、水蒸汽、催化剂先经过提升管出口粗旋分出大部分催化剂，再经沉降器（C —101）内三组单级旋风分离器分离出携带的催化剂、反应生成物、惰性气体、蒸汽、连同微量的催化剂细粉至催化分馏塔底部，分馏塔底部油浆固含量一般低于0.5%

由旋风分离器分出的催化剂通过料腿返回汽提段，经汽提段蒸汽环通入蒸汽使床层保持液化状态，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型分布器，然后进入第一再生器密相床层顶部，用待生催化剂滑阀调节汽提段料位。

第一再生器在比较缓和的条件下进行部分烤焦，操作压力0.25~0.27MPa ，温度660~690℃，在床层中烧掉全部焦中的氢及部分碳。

从第一再生器中出来的半再生催化剂，经过再生立管、半再生滑阀进入第二再生器下部，并均匀的分布。第二再生器在0.28~0.30MPa 压力、710~730℃温度下操作。催化剂上剩余的碳用过量的氧气全部燃烧生成2CO ,由于在第一再生器中已经烧掉全部的氢，从而降低了第二再生器中水蒸汽分压，使第二再生器烟气由顶部进入第一再生器。

高温的再生催化剂从第二再生器进入再生斜管，经再生滑阀进入提升管底部，从而完成两

器间催化剂的循环过程。

开工用的新鲜及平衡催化剂由汽车从场内仓库运至装置，新鲜催化剂储罐和平衡催化剂储罐用系统末的非净化风[压力0.7MPa温度40℃]输送至第一再生器和第二再生器，正常补充催化剂用自动加料，用净化风送到第一、二再生器。为保持催化剂比表面和重金属含量不超过允许值，需从二再定期卸出废催化剂至废催化剂储罐。桶装的钝化剂溶液用泵抽至钝化剂储罐，然后由钝化剂泵P---101/1,2压送至提升管进料总管，与原料油混合后进入提升管进料喷嘴，在钝化剂注入泵出口注入稀释用的轻柴油，轻柴油与钝化剂比例按10:1考虑

（二）分馏部分

分馏塔（C--201）共30层，19层以上为ADV微分条形浮阀塔盘，塔底部装有8层人字形挡板，来自沉降器的高温油气进入分馏塔认字挡板底部，与人字挡板顶部返回的275℃循环油浆逆流接触，油气自上而下被冷却洗涤，油气经过分馏后得到气体、粗汽油、轻柴油、回炼油及油浆。为提供足够的内部回流和使塔内负荷分配均匀，分馏塔设有四个循环回流以取出富余热量。

分馏塔顶操作压力为0.17~0.19MPa，温度95~110℃，油气自分馏塔顶流出进入分馏塔顶空冷器EC---201/1,2冷却至60℃后进入分馏塔顶后冷却器E---207/1~6，冷却至40℃后进入油气分离器D---201进行汽液分离，从D---201顶部分出的温度40℃、压力0.06~0.10MPa的富气进入富气压缩机K---301。D---201底部分出的粗汽油泵P---202/1,2抽出加压后送往吸收稳定部分的吸收塔作吸收剂用。由D---201分水包分出的含硫氨污水自流入含硫氨污水罐D---208，经泵P209/1,2送出集置。

轻柴油由分馏塔C201第19层自流入轻柴油汽提塔C---201上部，用水蒸气汽提后由泵P---204/1,2首先进入E---301/2给解析塔提供热源，再进轻柴油----富收集油换热器E—204/1,2再进入轻柴油空冷器EC---203/1~5冷至60℃，然后进轻柴油后冷却器E---205/1,2冷却到40℃分为两路：一路出装置，另一路作为贫吸收油送至再吸收塔C---303。

油浆自分馏塔底部由油浆泵P---208/1~3抽出，温度为330~360℃，其中大部分作为油浆循环，另一小部分作为回炼油将直接进提升管回炼。

分馏塔建立的四个循环回流分别为顶循环回流、一中段循环回流、二中段循环回流和油浆循环回流。

顶循环回流用顶循环回流泵P---203/1,2由分馏塔第27层抽出，温度为140~160℃，首先进入E---206/1,2与除盐水换热，温度降至95℃后，再经该循环回流空冷器EC---202/1~4返回分馏塔第30层塔盘。

一中段回流泵P205/1,2从分馏塔第15层塔盘抽出，温度270℃左右，先作为脱吸收塔底重沸器E---301热源，温度降至190℃左右，然后进入一中回流一采暖水换热器E---203,温度降至160℃后返回分馏塔第18层塔盘。

二中回流从分馏塔第3层自流入回炼油罐D---202，温度为320~330℃，然后用回炼油泵P---207/1,2抽出，分为三部分：第一部分作为内回流返回分馏塔第二层塔盘上；第二部分作为二中循环回流为稳定塔底重沸器E---303提供热源后，温度降至250℃左右，再返回分馏塔塔第5层塔盘；第三部分作为回炼油直接进提升管回炼

循环油浆由油浆泵P---208/1~3从分馏塔底抽出，温度为360℃左右，首先进入原料油---油浆换热器E---201/1~4与原料油换热温度降至333℃，然后进入油浆蒸汽发生器E---202/1~4产生4.0MPa蒸汽，温度降至275℃后分为三部分：一部分返回人字挡板上部；另一部分返回人字挡板下部控制塔底温度不大于365℃，再有一部分作为回炼油浆直接进提升管回炼。

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为满足工艺要求和生产需要，本方案设有重柴油抽出方案，在需要时由分馏塔第21层、11层、9层抽出，一路自流入重柴油汽提塔，用水蒸气汽提后由重柴油泵P---206/1~3抽出，经重柴油冷却器E---209冷却至60℃送出装置；另一路直接进泵P---206/1~3打入回炼油喷嘴回炼。（三）吸收稳定部分

从分馏塔顶油气分离器D---201出来的富气被富气压缩机K---301压缩到1.5MPa，压缩气体与脱吸收塔顶气体混合，并经气压机出口空冷器EC---301/1~4冷却至60℃，再与吸收塔底油混合，用气压机出口空冷器EC---305/1~4冷凝冷却至40℃，与气压机一段出口来的凝缩油一起进入油气分离器D---301，分离出富气和凝缩油。为了防止设备腐蚀，在EC---301/1~4前和EC---305/1~4后注入软化水或净化水洗涤。洗涤水从D---301排出后，一路至分馏塔顶空冷器EC---201/1,2前后，继续对分馏塔顶油气进行洗涤；另一路去含硫水污水罐D---208 吸收塔C---301操作压力为1.3MPa，平均吸收温度44℃，从D---301来的富气进入吸收塔下部，自分馏部分来的粗汽油以及补充吸收剂打到C---301第35层及第40层，与气体逆流接触。为取走吸收过程中放出的热量，在吸收塔中部放有四个中段回流，分别从第31层、24层、17层、10层用P---302/1~4抽出，分别经过冷却器E---307/1~4冷却至40℃返回C---301第30层、23层、16层、9层上方，吸收塔底的饱和吸收油用吸收塔底泵P---310/1,2打入E---305/1~4前与压缩富油混合。

从吸收塔顶出来的贫气进入再吸收塔C---303底部，与作为吸收剂的轻柴油逆流接触，以吸收贫气中携带的汽油组分。再吸收塔顶压力为1.2MPa~1.3MPa，温度为43~45℃，从再吸收塔排出的气体为干气，一部分进入提升管做轻烃预提升；另一部分送出装置。塔底富吸收油从C---303底自压出与轻柴油在E---204/1,2换热至150℃后返回分馏塔第21层塔盘上部。自D---301出来的凝缩油经泵P---301/1,2加压后与稳定汽油换热器E---304/1,2至70℃进入脱吸塔（C-302）上部，脱吸塔气体至EC-301/1~4之前与压缩富气混合。塔底温度为130~160℃，塔顶压力1.5MPa （表），脱吸塔底重沸器（E-301/1,2）分别由分馏塔一中回流和轻柴油提供热量。

C-302底的脱乙烷汽油经稳定塔进料泵（P-303/1,2）与稳定汽油换热(E -302/1,2)至160℃进入稳定塔（C-304）中上部。C-304的塔顶操作压力为1.2MPa(表)，塔底温度197℃，塔底重沸器（E-303）由分馏塔二中回流供热。C4及C4以下的轻组分从C-304顶部馏出，经稳定塔顶冷却器(E-308/1~6)冷凝冷却到40℃，进入回流罐（D-302），液化气用稳定塔顶回流泵（P-305/1~3）加压，一部分作为塔顶回流，另一部分出装置。塔底的稳定汽油先于乙烷汽油换热（E-302/1,2）再与凝缩油换热（E-304/1,2）到148℃，一部分至提升管降烯烃回炼。另一部分经稳定汽油冷却器（E-309/1,2）冷却到40℃，一部分作为产品经D-308碱洗后出装置，一部分用泵（P-304/1,2）打入塔C-301顶作为补充吸收剂。

烟气能量回收部分

来自再生器的具有一定压力的高温（660℃~690℃）含微量催化剂（约1克/标米3）的烟气首先进入一台由八根单管式小旋风分离器组成的三级旋风分离器，分离出其中大部分的催化剂，使进入烟气轮机的烟气中的催化剂含量降到0..2g/Nm3以下，大于10μ的颗粒基本除去，以保证烟气轮机叶片长周期运转。净化了的烟气从三级旋风分离器出来分为两路：一路经切断闸阀和调节蝶阀轴向进入烟气轮机膨胀做功，驱动主风机回收烟气中的压力能。做功的烟气压力能从0..24MPa（表）降至0.08MPa(表),温度由630℃~660℃降至约483℃，经水封罐与另一旁路经双动滑阀及降压板式放空的烟气汇合进入CO焚烧余热锅炉，回收烟气的化学能及显热，产生3.82MPa（表）430℃过热蒸汽。在烟气轮机前的水平管道上装有高温平板闸阀及高温蝶阀。其中底阀及副线上的双动滑阀具有相同的功能，均对再生器压力起调节作用。从三级旋风分离器

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分离出来的催化剂主要是小于30μ的细粉收集罐，再排入细粉储罐。设计考虑在细粉储罐下方将催化剂装车外运，或回收用一部分催化剂以增加事故处理手段。

从三旋排出的细粉细粉夹带有约2~5％的烟气要连续从细粉收集罐顶部排出，为了维持整个系统压力，在放空线上装有临界流速喷嘴，此喷嘴在将近临界状态下操作，设计上考虑了耐磨措施。

六生产控制分析及装置能耗

（一）装置能耗分析

（二）节约措施综述

1）程中的节能措施

二再置于一再下部的重整布置，使沉降器布置较高，反应压力较低，利于降低生焦量，增加目的产物。

二再富氧烟气被一再充分利用，降低主风用量，减少能耗。

提供流化稳定的提升管Y型反应段，设有高效雾化喷嘴，降低生焦量，提高了理想产品收率。

充分利用装置的热量：循环油浆加热原料油；分馏塔一中段回流和柴油作脱吸塔热源；分馏塔二中回流作稳定塔底热源；贫、富吸收油热换；稳定汽油和加热稳定塔进料及脱吸塔进料等工艺过程间的换热。

2）泵和电机选用中的节能措施

泵规格（大小），严格按实际生产需要选定，由电机功率按实际介质计算而且电机选型一律采用YB系泵节能电机。

3）充分利用装置的余压、余热

利用烟气能量回收机组回收再生烟气的的压力能，驱动主风机工作，以节约电能。

利用CO焚烧锅炉回收再生烟气中的CO转化CO2的化学能及烟气的余热，产生3.82MPa （表）430℃过热饱和蒸汽。

利用外取热回收反再生部分的过剩能量，产生4.0MPa（表）和饱和蒸汽。

利用循环油浆蒸汽发生器回收循环油浆加热原料油后的余热，产生4.0MPa（表）的饱和蒸汽。

利用顶循环回流加热除盐水；利用分馏塔一中段回流作脱吸塔底重沸器热源后的余热加热采暖水回收低温位热。

4）加强设备和管道的隔热和保温措施

为了减少设备及管线的散热损失，本装置的高温设备，反应油气管线及烟道均采用了外保温。

5）节约用水降低能耗一水多用

重柴油及油浆冷却器的冷却水采用二次用水，从而减少循环用量，减少能耗。

260万吨／年常压装置操作规程

（一）260万吨／年常压装置设计方案

1、处理能力

本方案设计是对原有150万吨／年常压装置进行扩能改造。在保持原加热炉、常压塔外形尺寸不变的前提下，通过对装置原有工艺流程部分设备进行改造和更新。使装置规模在加工延安、吴子安混合油（重量比为65:35）时处理能力从150万吨／年扩大至260万吨／年，最大处理能力达280万吨／年，年开工时间为8000小时。

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2、产品方案

本装置主要产品为石脑油、柴油馏分和常压重油（用作催化裂化装置原料）。同时附产少量燃料气。

表－1 产品一览表

改造后装置组成不变。由电脱盐、换热网络、一拖三柱和常压蒸馏等部分组成。

4、装置设备概况

（1）塔3座（2）换热器43台（3）空冷器14片

（4）加热炉1台（4）泵36台（6）容器19台

5、原油性质及产品性质

延安混合原油的性质如下表：

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6、主要操作条件

闪蒸塔：压力;(Mpa表) 塔顶0.07、汽化段0.075

温度：（°C）塔顶209、汽化段210

塔底210

常压塔：压力;(Mpa表) 塔顶0.05、汽化段0.08

温度：（°C）塔顶105、顶回流40、一线155

二线215、三线315 汽化段351

顶循抽出133 顶循返回83

一中抽出187 一中返回127

二中抽出270 二中返回142

塔底350 过热蒸汽390

常压炉出口365

流量kg／h 塔底回流量10000、顶循145700

一中140700、二中120000

一线汽提蒸汽800、二线汽提蒸汽800

塔底汽提蒸汽2000

7、物料平衡：年开工按8000小时

（二

约43°C的原油泵（P–1001／1.2）吸入装置，经泵升压后进入原油换热系统。原油先分为两路：第一路依次经原油—常二线换热器（二）（E—1004/2）、原油—常顶循环换热器（E—1001/1~4）、原油—常一中换热器（二）（E--1003/3，4）与热油换热；第二路依次经原油—常一线换热器（E--1002/2）、原油—常三线换热器（四）（E—1006/5、6）、原油—常二线换热器（一）（E--1004/1）、原油一常重换热器（四）（E--1007/10）与热油换热，换热后的俩路原油混合约119°C进入原油电脱盐罐（D--1001/1~3）进行脱盐、脱水，脱盐脱水后的原油分为两路：一路经原油—常一中换热器（一）（E--1003/1,2）原油—常三线换热器（E--1006/3,4）、原油—常二中换

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热器（二）（E--1003/2~5）、原油—常三线换热器（二）（E--1006/2）与油换热。。两路原油经合并后再经原油—常重换热器（二）（E--1007/5）换热至约220°C ，进入闪蒸塔（C —1001）闪蒸，闪顶气进入常压塔的第18层板上；闪底油闪底泵（P —1002/1，2）送至换热区，经闪底油一常二中换热器（一）（E--1005/1）、原油一常重换热器（一）（E--1007/1~4）换热至约288°C ，再分六路经常压加热炉（F--1001）加热到365°C 左右进入常压塔（C —1002）进行分馏。

常顶油经常顶空冷器（E--1001/1~12）冷凝冷却到60°C 后入常顶后冷器（E--1008/1~4）冷凝到40°C ，进常顶回流及产品罐（D —1002），常顶瓦斯自此去常顶瓦斯罐作常压炉燃料，常顶油自常顶回流及产品罐（D —1002）经常顶回流及产品泵（P —1003/1，2）抽出，一部分作为常顶冷回流打回常压塔顶部，另一部分或直接出装置，或经汽油碱洗混合器，与碱液混合进入汽油碱洗罐进行碱洗后再送出装置。D —1002出的含油污水排入软化水罐（D —1005）作为电脱盐注水回用。

常压塔设三个侧线。常一线由常压塔第34、36层板抽出，经汽提塔（C —1003）上段汽提后再由常一线泵（P —1004/1，2）抽出，经原油—常一线换热器（E--1002/2）、常一线冷却器（E —1009）冷至45°C 送出装置。常二线由常压塔22层板抽出经汽提塔（C —1003）中段汽提后再由常二线泵（P —1005/1，2）抽出，经原油—常二线换热器（一）（E —1004/1）、原油—常二线换热器（二）（E —1004/2）换至60°C 送出装置。常三线由常压塔12层板抽出经汽提塔（C —1003）下段由常三线泵（P —1006/1，2）抽出，经闪底油—常三线换热器（一）（E —1006/1），原油—常三线换热器（二）（E —1006/2）、原油—常三线换热器（三）（E —1006/3，4）、原油—常三线换热器（四）（E —1006/5，6），再经常三线空冷器冷至60°C 送出装置。

常压塔设三个回流。塔底循环回流由常顶循环泵（P —1006/1，2）从塔顶第44板抽出，经原油—常顶循环热器（E —1001/1~4）换至83°C 返回常压46层板上，常一中换热器（二）（E —1003/3，4）换至127°C 返回常压塔32层板上。常二中由常二中泵（P —1010/1，2）从搭第18层板抽出，经闪底油—常二中换热器（一）（E--1003/1），原油—常二中换热器（二）（E —1005/2~5）换至183°C 返回常压塔20层板上。

常压重油常底泵（P —1007/1，2）抽出，与闪底油—常重换热器（一）（E--1007/1~4），原油—常重换热器（四）（E--1007/10）换至150°C ，再经常重水冷器（E--1012/1，2）冷至90°C 出装置。

污水汽提操作规程

（一）装置组成

包括原料水脱气除油，酸性水汽提，硫磺回收，废气焚烧四部分。

副产1.0MPA 蒸汽7.0t/h ，排放烟气量1288Nm3/h ，其中NOx 最大排量3.1Kg/h 。

（二）装置规模

1、设计处理量 酸性水汽提120t/h ，硫磺回收16t/h,焚烧炉设计能力处理废气12029Nm3/h 。

2、年开工数 8000h 。

3、操作弹性范围：酸性水汽提：50%~110%，硫磺回收和焚烧炉30%~100%。

（三）工艺技术路线

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1、酸性水汽提：采用单塔顶压吹出汽提工艺。酸性水经过脱气除油后进入汽提塔顶部，塔底采用1.0MPA 蒸汽加热汽提，酸性水中硫化氢、氨同时被汽提，塔顶酸性气冷凝，分液后，凝液经泵返塔做回流，酸性气体至硫磺回收，塔底得到合格的纯净水，净化水质满足污水处理厂进水水质的要求。

2、硫磺回收:采用Meichem Chemicals Retinerg serrices LIC 和INO —CAT ‖工艺，吸收加再生反应。

吸收反应是在谁溶液中进行的，反应器中铁催化剂ARI-340和螯合剂ARI-350中的铁离子起到把吸收器的电子层到氧化器内的作用，铁离子是反应物又是催化剂，能够完成此反应，比较经济和无毒，所以LO-CAT ‖选用了铁催化剂

两股含氨碱性气体和汽提装置的酸性汽混合经过冷却后与两股含氨碱性气体混合后进入LO-CAT ‖系统，两股含氨碱性气体先经过酸性汽分液罐进行气液分离后与酸性汽提气混合，然后进入LO-CA ‖至循环单元，通过真空带式过滤机回收得到硫磺。

3、废热焚烧炉：把硫磺回收部分排出的4%~5%的NH3尾气，经焚烧过程中产生的热量回收，产生饱和蒸汽焚烧后的废气降低温度后由10m 高烟囱排向大气，烟气达到排放标准

（四）工艺技术特点

1、汽提部分采用单塔低压，吹油汽提工艺

2、采用“罐中罐”除油技术

3、硫磺回收采用低温低压操作，操作温度低，硫脱除率高

4、采用两段式焚烧炉，并带余热回收系统

（五）产品规格

1、净化水规格：H2S 《=20bpm NH3《=50bpm

2、硫磺规格：硫磺65wt% 水杂质

35wt%

余热锅炉装置操作规程

（一）锅炉房概况

1、本锅炉房布置在常压渣油催化裂化装置的西北角，催化CO高温烟气由催化装置的能量回收部分以大烟道通入本锅炉房。

锅炉房内设置两台锅炉，并预留一台锅炉位置，一期建设的两台锅炉，一

台为燃烧式CO锅炉（F-1），一台为开工炉（F-2）,额定蒸发量均为65t/h,出口蒸汽压力为3.82MPA，温度为420°C.

燃烧式CO锅炉：可燃用催化裂化再生烟气中的CO气，燃烧油式燃料气三种燃料，燃烧催化再生烟气中残留的CO气，使排出的烟气能满足环保要求。同时又能回收利用CO烟气的化学能，二是燃用燃烧油式燃料气。补充燃料的目的是CO气燃尽达到环保要求。

开工锅炉的作用是满足开工时的用气需要，主要是燃料式燃料油，在燃烧式CO 锅炉暂停时，可作为主要供气锅炉使用，同时，也可回收CO烟气余热，这台锅炉同时也可作为备用锅炉。

2、锅炉规格型号及主要性能参数

燃烧式CO锅炉

规格型号CG—BQ80/460—65—3.82/420

额定蒸发量65t/h 额定蒸汽压力 3.8 MPA

额定蒸汽温度420°C.

开工锅炉

规格型号SGE/3.82—6

额定蒸发量65t/h 额定蒸汽压力 3.82 MPA

额定蒸汽温度420°C.

（二）工艺流程说明及工艺指标

工艺流程说明

a、汽水系统

原水经水厂净化，软化，脱盐后，送进锅炉房除算器CD—1.21进行除氧。通过中压泵（P—1.2.3）将除氧水送入锅炉上汽包及装置区。水在锅炉受热面中受热，汽化后变为饱和蒸汽，由上汽包饱和蒸汽管引出，进入低温过热器进口集箱，再进入一级过热器管子进行过热。经一级出口集箱进入减湿器，再进二级过热器过热，最后由过热器主气管排出供装置需要。

b、燃烧系统

催化再生烟气中CO气经过烟道通过CO封罐进入炉膛进行燃烧发热。燃料油（1.0 MPA，90°C.）自系统来后，进行过滤（滤—4.0）后，进入炉膛燃烧。未燃烧完的油通过滤—3过滤后去系统，再进行循环。燃料气从装置来后通过阻器进入炉膛帮助燃烧。

锅炉经过水压试验后，符合下列条件即为合格。

1、在试验压力下保持5min时间，压力降值不超过0.2 MPA.

2、承压部件无漏水及湿润现象。

3、焊缝和胀口处在降到工作压力后不露水柱。

4、水压试验后，承压元件无残余变形现象。

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第三章联合二车间实习说明

200万吨/年重油催化裂化

（一）装置概况

1、装置规模和组成

本装置设计规模为２００万吨／年，年加工时数按８０００小时设计。装置由反应－再生、分馏、吸收稳定、烟气能量回收、气压机及ＣＯ焚烧余热锅炉等六部分组成。

2、生产方案

本装置是以延安混合原油的常压渣油为原料，采用石油化工科学研究院开发的多产异构烷烃的专利技术ＭＩＰ。生产方案以多产低烯烃、高辛烷值汽油为主，兼顾柴油和液化气，并保留了重柴油线，增加了操作的灵活性。

（二）工艺及设备特点

1．串联提升管反应器

为了保证良好的产品分布及汽油中的烯烃含量>23%(V),采用串联提升管反应器，优化催化裂化的一次反应和二次反应。串联提升管反应器分为两个反应区：第一反应区以一次裂化反应为主，采用较高的反应强度，经较短的反应时间后进入扩径的第二反应区下部；第二反应区通过扩径、补充待生催化剂（或注入冷却介质）等措施，减低油气和催化剂的流速、降低第二反应区的反应温度、满足低重时空速的要求，以增加氢转移反应和异构化反应，适度控制二次裂化反应。在二次裂化反应和氢转移反应的双重作用下，使汽油中的烯烃含量大幅度下降，而汽油的辛烷值基本保持不变。

2．密闭式旋流快分系统

“VQS”系统是中国石化工程建设公司的专利技术，由旋流快分头、封闭罩、旋风直连管、预汽提挡板和平衡管组成。各部件作用如下：安装在提升管出口的旋流快分头，其作用是使汽油和催化剂快速分离；封闭罩使收集提升管出口的旋流快分头分出的催化剂和油气，封闭罩内油气井封闭罩的升气管向上快速进入旋风直连管，催化剂落入预汽提挡板，与下部来的蒸汽逆流接触，达到快速汽提以以吹掉夹带的油气；旋风直联管与单级顶旋风分离器紧密相连，油气密闭在罩内，不进入沉降器，迅速进入顶旋风分离器，一减少油气的停留时间，避免热裂化和缩合反应发生，同时使油气进入不了沉降器，避免了沉降器的结焦；预汽提挡板是使催化剂之间夹带的油气和催化剂尚未进行反应，孔内的油气就迅速和蒸汽接触，被汽提出来，减少焦炭的生成，从而降低主风消耗量；平衡管伸到罩外催化剂床层上部，将沉降器顶旋风分离器料腿内催化剂夹带的少量油气，迅速导入顶旋风分离器，避免了罩外高沸点化合物的冷凝。

3．高效雾化喷嘴

采用良好的进料雾化喷嘴，对防止结焦，获得良好的产品分布十分重要。本装置的6个新鲜进料雾化喷嘴（原料油+回炼油）采用了中国石化工程建设公司和其他单位共同研发的BWJ-III型高效进料雾化喷嘴。该喷嘴分为三次雾化：一部分蒸汽经一次气进口与来自原油进口的原料在混合室混合，经旋流器旋转。液体被展成雾状薄膜，加速喷出旋流口，这就是一次雾化。另一部分蒸汽自二次气口进入二次气室，穿过环形分布高速喷出，利用气、液的轴向速度差，在喷射管内进一步将油膜

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撕碎，这就是二次雾化。雾状的气液两相，最后经喷头上的扁口加速喷出。这就是三次雾化。该喷嘴的雾化粒径小（60um左右），粒径分布度窄，雾化粒径均匀；雾化扇面宽度适中。喷嘴喷出的油滴粒径越小，所需要的催化剂颗粒数越少，油滴汽化所需的时间就越短。

4．新型预提升加速段

为了使进料段催化剂和原料油均匀混合，本装置的提升管下部设置了新型预提升加速段。预提升段底部通入预提升蒸汽（干气）蒸汽通过预提升管底部的“莲蓬头”式喷头和分布环进入提升管。再生热催化剂在预提升段加速，使催化剂成活塞状均匀稳定流动，分布均匀，达到适宜的中等密度，确保催化剂与原料油充分混合，以此提供一个理想的反应环境。

5．多段高效气提段

汽提效果差会使待生剂夹带或吸附烃进入再生器，在再生器进行烧焦后，单位质量所释放的热量和水比单独烧焦所释放的要多，这会导致再生器温度升高，外取热器取热负荷加大，主风机风量提高，从产品分布的角度来讲，总的生焦量会有所增加，本装置采用了高效的汽提段，该汽提段分三段汽提，采用了带喷嘴的高效汽提挡板，迫使大部分催化剂沿挡板斜面呈薄层流动，与汽提蒸汽形成十字交叉流，强化汽提效果，高效汽提段的设计，提高了汽提效率，对装置降低生焦和减少催化剂失活有明显效果。新型的高效汽提挡板每层汽效率可达98%，通过设计用7-8层挡板这样总的汽提效率可接近100%。本装置采用8层。

这种新型高效汽提段的令一个优点是改进了催化剂的停留时间分布，减少催化剂的死区和高滑动区，这使得待生催化剂通过每层挡板速度既不慢也不快，其结果使一些大分子量的烃没有足够的时间进一步聚合形成“硬焦”。时间过短会降低汽提效果。通过改善汽提段的流动和平均停留时间，可以使汽提段内的气固接触处在最佳状态，氢在焦炭中的含量有明显的降低，一般可达到7.3%左右。此种新型高效汽提段大大地降低了汽提蒸汽的用量。

6．钝化剂注入系统

在进料中注入钝化剂，以利于钝化催化剂上沉积的Ni、V等重金属，减少脱氢反应和结焦，减少催化剂的失活。

7．ＭＩＰ工艺专用催化剂

MIP工艺可以使用普通重油催化裂化催化剂，由于MIP工艺的反应器结构、反应机理、工艺条件的与常规催化裂化工艺有一定差别，石油化工科学研究院根据MIP工艺的技术特点，研发出了与MIP工艺配套系列专用催化剂。

ＭＩＰ工艺专用催化剂具有以下主要特点：

１、具有较强的重油裂化能力，确保第一反应区在较短的接触时间尽可能多的将重油组分裂化成轻质产物。

２、具有较高的积碳能力，催化剂活性在反应中保持较高的水平。

３、具有良好的异构化、氢转移和芳构化性能，可进一步降低汽油中的烯烃含量，增加异构烷烃的含量，改善汽油的品质。

４、具有合理的物化性能指标，确保ＭＩＰ工艺装置的正常运转。8．重叠式两段再生

两个再生器重叠布置，即一段再生器位于二段再生器之上。一再贫氧、ＣＯ部

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分燃烧；二再富氧、ＣＯ完全燃烧，两段再生能很好的保持催化剂的活性和稳定性，一段再生器是在较低的再生温度（６６０－６９０Ｃ）下将催化剂上的全部氢和部分碳烧掉，这样就降低了二段再生器的水蒸气分压，虽然二段再生器的温度较高（７１０－７３０Ｃ）但基本上没有水蒸汽存在，可以避免催化剂的水热失活。

9．ＢＹ型旋风分离器

旋风分离器是催化装置中极为重要的设备，它担负着回收催化剂、减少催化剂损耗、降低运行成本和抗干扰波动能力的任务。新型高效旋风分离器的采用对降低投资、缩短工期，提高企业的经济效益具有重要意义。针对上述情况，中国石化工程建设公司在积累了大量的旋风分离器的设计和使用经验的基础上，与制造厂共同研发与开发了ＢＹ型旋风分离器。主要优点：对旋分器的结构尺寸进行优化，对旋分器高径比加以改进。效率高、压降小、处理量大、直径及占据的空间小，性能稳定，操作弹性宽，可靠，可保持长周期运转。

10．ＢＳＸ型三级旋风分离器

ＢＳＸ型三级旋风分离器采用大旋分形式，此技术使国内三旋技术的革新，具有设计结构简单，便于施工和检修，设备总体分离效果比传统三旋高等优点。11．分装式电液驱动冷壁滑阀

采用能够灵活调节的分装式电液驱动冷壁滑阀，以保证装置的操作平稳和长周期运转。

12．可调式外取热器

采用可调式外取热器，取出反应－再生系统的过剩热，发生４．５ＭＰａ中压饱和蒸汽，控制再生器的温度。

13.烟道补燃

在再生器至三旋的烟道上通入适当的空气，使烟气中的ＣＯ部分燃烧，提高烟气的温度（－７２０Ｃ）提高烟气轮机的回收功率。

14.烟气能量回收机组

本装置采用能量回收四机组，由烟气轮机－主风机－蒸汽透平机－电机／发电机组成。利用烟气轮机回收再生烟气中的压力能和部分热能，和蒸汽透平机一起驱动主风机向装置供风并驱动发电机发电。

15．ＣＯ焚烧余热炉

采用ＣＯ焚烧炉回收再生烟气中的化学能和热能，产生并过热４．２ＭＰａ中压蒸汽

（三）工艺流程说明

一、反应再—生布部分

本装置所用原料分别由常压装置和装置外罐区渣油送入到装置内原料油缓冲罐D-2203，然后用提升管进料泵P-2201抽出，经原料—分流—中换热器E-2202及原料—油浆换热器E-2201换热至180-250℃后，经原料油—回炼油混合器M-2101与回炼油混合后进入提升管底部。提升管进料油与雾化蒸汽在进料喷嘴混合后，经过进料喷嘴喷出与第二再生器来的高温再生催化剂接触并立即汽化，裂化成轻质产品（干气、液化气、汽油、轻柴油）并生成油浆及焦炭，专门设计的进料注入系统保证了原料油转化成轻质油的最高转化率，最大程度地减少焦炭的生成。原料液化热河反应热由高温催化剂提供，即提升管出口温度由再生滑阀开度来控制。为使待生催化剂对进料油的比值保持在8左右，因此必须调整一再、二再烧焦分配，原料预热温度及提

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升管出口温度。

提升管反应器进料与来自再生器的再生催化剂接触，立即汽化反应，反应产生油气携带催化剂通过提升管出口旋流式快速分离器，快分外部设有封闭罩，经过旋流快分的带有少量催化剂的油气经封闭罩上部的升气管直接进入顶旋风分离器进一步分离，分离出来的油气区分馏塔，回收下来的小部分催化剂经料腿和翼阀落入沉降器后再流入气提段。在气提段底部、中部、上部送入蒸汽，使沉淀有焦炭并吸附一定量油气的催化剂与蒸汽逆流接触，除去催化剂所吸附和夹带的油气。然后进入第一再生器分布器，待生滑阀可调节汽提段料位。

第一段再生是在比较缓和条件下操作，部分燃烧，操作压力0.302MP左右，温度660-690℃在床层中烧掉焦炭中的部分碳和绝大部分氢，烧炭的多少可视进料轻重不同而异，碳的燃烧量和再生器温度由进一段再生器的风量控制，以便获得灵活的操作条件，烧焦用的空气分别由过剩氧较高的二再烟气和一再主风、增压风提供。

从第一再生器中出来的半再生催化剂，经半再生立管，半再生滑阀进入第二再生器下部，并均匀地分部。第二再生器在0.332MP压力，669-710℃温度下操作。催化剂上剩余的碳用过量的氧全部生产CO2。由于在一段再生中烧掉绝大部分氢从而降低了二段再生器中水蒸气分压使二段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，二再烟气由顶部分布板进入第一再生器。

第二再生器除空气环河再生催化剂溢流管外，基本上无任何内部构件，结构比较简单。

热的再生催化剂从第二段再生器流出进入再生斜管，经再生滑阀进入提升管底部，实现催化剂的连续循环。

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的外取热器，由第一再生器床层引出高温催化剂流入外取换热器C-2104后，自上而下流动，取热管浸没于流化床内，取热器通入流化空气，以维持良好的流化，造成流化床催化剂对取热管的良好传热，经换热后催化剂温降100℃左右，通过外取热器下斜管及下滑阀进入到第二再生器密相床。外取热器用的脱氧水自CO焚烧余热锅炉B-2401、B-2402来，进入汽包D-2118，与外取热器换热出来的汽-水混合物混合，传热并进行汽、液分离后产生的4.5aMPa饱和蒸汽送至CO焚烧余热锅炉过热由于外取热器取热负荷大，必须采用密相操作，所以外取热器不设上滑阀及烟气返回阀。

包里的饱和水由循环热水泵P-2101/1.2抽出，形成强制循环，进入外取热器取热管。

第一再生器的操作压力由烟机入口管上的电业蝶阀或三旋后烟道上的双动滑阀控制，第二再生器的操作压力不控制，但在严密的监测中。

提升管出口温度由再生滑阀控制。

待生催化剂滑阀用来控制气提段催化剂料位，要求保证最低料位以保证良好的汽提，同时也要防止料位过高，而使催化剂从料腿中重新被携带。

一再床层料位不加控制，但在严密的监测中。

第一再生器温度由调节-再分布环的风量来控制。

第二再生器温度可调节外取热器下滑阀开度或调节外取热器流化风量来调整取热量，使进入外取热器的半再生催化剂流量或温度变化，从而控制了二再温度。

开工用新鲜及平衡催化剂由汽车从厂内仓库运至装置内加料间并用压缩空气送入新鲜催化剂储罐和平衡催化剂储罐，再用压缩机（压力0.7MPa温度40℃）输送至第二再生器，正常补充催化剂通过小型加料线，用净化风送到第二再生器。为保证催化剂比表面和重金属含量不超过允许值需从第二再生器定期卸出催化剂至废催化剂罐。废催化剂储罐考虑催化剂卸出装运设施。

由反应沉降器出来的反应油气进入分馏塔C-2201。

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二、分馏部分

分馏塔共32层塔盘，塔底部装有10层人字挡板。来自沉降器的高温油气进入分馏塔人字挡板底部，与人字挡板顶部返回的275℃循环油浆逆流接触，油气自上而下被冷却洗涤。油气经分馏后得到哦啊气体、粗汽油、轻柴油、回炼油及油浆。为提供足够的内部回流和汽液负荷分配均匀，分馏塔设有四个循环回流。

分馏塔顶压力为0.212-0.222MPa，温度110-130℃，油气自分馏塔顶流出，进入分馏塔顶空冷器A-2301冷却至40℃进入分馏塔顶油气分离器D-2201分离。D-2201中的不凝气进入气体压缩机K-2301。冷凝的粗汽油用粗汽油泵P-2203加压后送往吸收稳定部分的吸收塔顶部。分出的污水去含硫氨污水罐D-2207，用含硫氨污水泵P-2213送出装置处理。

轻柴油由分馏塔C-2201第20层和17层板自流进入轻柴油汽提塔（C-2202、C-2203）,用水蒸气汽提后，由轻柴油泵P-2206抽出，送至-10#柴油-除盐水换热器E-2206与除盐水换热后经-10#柴油空冷器A-2202，冷却至55℃，作为产品送出装置。

贫吸收油从分馏塔C-2201第20层或17层由贫吸收油泵P-2207抽出，首先进入脱硫塔底重沸器E-2309作热源然后经贫吸收油-富吸收油换热器E-2204与富吸收油换热，之后进贫吸收油空冷器，冷却至40℃后作为再吸收剂送至再吸收塔。富吸收油经贫吸收油-富吸收油换热器与贫吸收油换热至120℃后返回分馏塔第23层塔盘。

作为调节手段，重柴油可由第9或11层抽出，经水箱冷却后送出装置，

油浆自分馏塔底部由油浆泵抽出，抽出温度330-350℃，其中一部分作为油浆循环。另一部分作为油浆产品经冷却器冷却后出装置。

分馏塔建立的四个循环回流，分别为顶循环回流，一中段回流，二中段回流和塔底油浆回流。

三、吸收稳定部分

从分馏塔顶油气分离器D-2201出来的富气被压缩机压缩至1.512-1.712MPa。压缩气体与脱硫塔顶气体混合后经气压机出口空冷器A-2301冷却至60℃后，再与吸收塔底油及由气压机级间凝液泵P-2307冷凝冷却到40℃，进入气压机出口油气分离器D-2301分离出富气和凝缩油；为了防止设备腐蚀，在A-2301/1.2前和A-2301/3～10后注入进化水洗涤，洗涤水从Ｄ－２３０１排除至分馏塔顶二次注水洗涤，再进入Ｄ－２２０１，脱除水中溶解的轻烃。

吸收塔Ｃ－２３０１操作压力为１．３１２～１．５１２ＭＰａ，平均吸收温度为～４４℃，从Ｄ－２３０１来的富气进入吸收塔下部，从分馏部分来的粗汽油，以及补充吸收剂的汽油分别由３５层打入，与气体逆流接触。为取走吸收过程中放出的热量，在吸收塔中部设有四个中段回流，分别从第３２层、第２５层、第１８层、第１１层用吸收塔中段回流泵Ｐ－２３０２／１～４抽出经吸收塔中段回流冷却器Ｅ－２３０７／１～８冷却，然后返回塔的第３１层、第２４层、第１７层、第１０层塔盘，吸收塔底的饱和吸收油用吸收塔底泵Ｐ－２３０７／１．２抽出，进入气压机出口空冷器Ａ－２３０１／３～１０前与压缩富气混合。

从吸收塔底出来的贫气进入再吸收塔Ｃ－２３０４底部，与分馏部分来的贫吸收油逆流接触，以吸收贫气中携带的汽油组分，再吸收塔顶压力为１．２６２－１．４６２ＭＰａ，温度为～４２℃；从再吸收塔顶排出的干气送至燃料气管网，塔底富吸收油经贫吸收油－富吸收油换热器Ｅ－２２０４与富吸收油换热至～１２０℃返回分馏塔。

自Ｄ－２３０１出来的凝缩油用脱吸收塔进料油泵Ｐ－２３０１／１．２抽出后，经脱吸塔Ｃ－２３０２上部，脱吸收塔底温度为～１３６℃，塔顶压力为１．５１２～１．７１２ＭＰａ。脱吸收塔底，重沸器由分馏塔一中回流及贫吸收油供热；脱吸收塔顶气体至气压机出口

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空冷器Ａ－２３０１／１．２前压缩富气混合。

脱吸收塔底的脱乙烷汽油经稳定塔进料换热器Ｅ－２３０６／１．２与稳定汽油换热至１４５℃进入稳定塔Ｃ－２３０３。Ｃ－２３０３塔顶操作压力为１．１１２ＭＰａ，塔底温度为１７６℃。塔底重沸器由分馏二中回流供热。Ｃ４及Ｃ４以下的轻组分从Ｃ－２３０３，液化气用稳定塔顶回流泵Ｐ－２３０５加压，一部分作为塔顶回流打入稳定塔进料换热器Ｅ－２３０６、脱吸收塔进料换热器Ｅ－２３０５、稳定汽油－除盐水换热器Ｅ－２３１２分别与脱乙烷汽油、凝缩油及除盐水换热至７０℃，再用稳定汽油空冷器Ａ－２３０２冷却至４０℃；一部分至汽油脱硫醇部分，另一部分用补充吸收剂泵Ｐ－２３０４打入吸收塔Ｃ－２３０１顶作为补充吸收剂。

四、烟气能量回收部分

来自再生器的具有较高压力的高温烟气在烟道中与部分主风混合燃烧将温度提高到７００－７３０℃后，首先进入一台ＢＳＫ型三级旋风分离器，从中分离出大部分细粉催化剂，使进入烟气轮机的烟气中催化剂含量降到１５０ｍｇ／Ｎｍ３以下，大于１０ｕｍ的催化剂颗粒基本除去，以保证烟气轮机叶片长期运转。净化了的烟气从三级旋风分离器出来经切断蝶阀和调节蝶阀轴向进入烟气轮机膨胀做功，驱动主风机回收烟气中的压力能，做功的烟气压力从０.３６ＭＰａ（绝）降至０．０９５ＭＰａ，温度由～７００℃降至４９０－５０５℃，经水封罐后进入ＣＯ焚烧余热锅炉回收烟气燃烧热和显热，发生４．２ＭＰａ、４２０℃的过热蒸汽，烟气经ＣＯ焚烧余热锅炉后温度降至～２００℃最后排如烟囱，在烟气轮机前的水平管道上装有高温切断蝶阀及高温调节蝶阀，高温切断蝶阀是在事故状态下紧急切断烟气之用。从是三级旋风分离器出来夹带有３－５％烟气的催化剂细粉进入四级旋风分离器，将烟气与催化剂细粉进一步分离，分离出的催化剂细粉连续排入了细粉收集罐，然后排入细粉储罐，设计考虑在细粉储罐下方将催化剂装车外运，或回收一部分催化剂以增加事故处理手段。

从三旋排除的细粉夹带的约３－５％烟气要连续从四旋顶排出。为了维持整个系统压力，在放空线上装有临界流速喷嘴，此喷嘴已接近临界状态下操作，设计考虑了耐磨措施

五、蒸汽系统

装置发生蒸汽用的除盐水由装置外送入装置，用装置内的除盐水泵Ｐ－２２１８升压经稳定汽油－除盐水换热器Ｅ－２３１２、－１０＃柴油－除盐水换热器Ｅ－２２０６与稳定汽油、－１０＃柴油换热至～９０℃后进入压力式除氧器Ｄ－２４０１、２４０２除氧。除氧水用锅炉给水泵Ｐ－２４０１、２４０２、２４０３送至ＣＯ焚烧余热锅炉Ｂ－２４０１、２４０２的省煤器加热至２３０℃，分别供ＣＯ焚烧余热锅炉Ｂ－２４０１、２４０２的蒸发段。外取热气包Ｄ－２１１８、油浆蒸汽发生器汽包Ｄ－２２２０、２２２１。产生的中压饱和蒸汽进ＣＯ焚烧余热锅炉的过热段过热产生中压过热蒸汽（４．２ＭＰａ，４２０℃）。

中压过热蒸汽分为两路：一路送出装置至全厂中压蒸汽系统管网；另一路至能量回收机组的背压式蒸汽透平。

背压式蒸汽透平喷出的背压蒸汽（１、０ＭＰａ，２２０－３００℃）分为两路：一路专供气压机组的凝气式透平；另一路供装置的其他用汽和３００万吨／年常压蒸馏装置用汽。多余的蒸汽送出装置至全厂低压蒸汽系统管网。

300万吨/年常压蒸馏装置操作规程

（一）装置规模

本装置生产规模为加工延安、吴子混合原油（混合比为65:35）300万吨/年。年开工时间为

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