MIP工艺在催化裂化装置改造中的应用

工业技术(434～438)

MIP工艺在催化裂化装置改造中的应用

王中杰

(中国石化安庆分公司炼油一部,安徽安庆246001)

摘要:介绍了中国石化安庆分公司催化裂化装置采用MIP清洁汽油生产工艺进行技术改造的情况。装置运行结果表明,应用MIP工艺后汽油质量得到改善,汽油烯烃含量明显下降,诱导期增加,硫含量降低,辛烷值基本不变。装置生焦略有增加,总液收基本保持不变。

关键词:催化裂化;最大化异构烷烃;清洁汽油;改造

中图分类号:TE624.4 文献标识码:B 文章编号:1009-0045(2004)06-0434-05

中国石化安庆分公司催化裂化装置于1978年建成投产,原设计为同高并列式催化裂化,采用筒式床层反应器,原料为直馏馏分油,两器催化剂循环采用U型管密相输送;1986年改为提升管反应器;1996年装置由蜡油催化裂化装置改造为120万t/a掺炼25%减压渣油重油催化裂化装置,在原再生器基础上,将两器改造为快速床和湍流床串联的两段再生工艺,增设三机组及烟气能量回收系统。

安庆分公司催化汽油的烯烃含量(体积分数)约为50%,催化裂解装置采用M G D技术后,全厂调和汽油的烯烃含量仍为42%,满足不了汽油新标准要求。加之装置再生器、沉降器已经运行多年,存在设备安全隐患,因此必须进行更新。2002年底,利用两器更新之际,采用石油化工科学研究院开发的最新生产清洁汽油组分的催化裂化M IP工艺(即FCC Process For Maximizing Iso-Paraffins,简称M IP)对装置进行了改造。该工艺突破了现有的催化裂化工艺对某些反应的限制,实现可控性和选择性地进行某些反应,产品的性质和产品分布得到改善。

1　MIP技术特点①

(1)提升管分区设计

M IP工艺技术主要有以下特点:采用新型串联提升管反应器,反应器分为2个反应区(图1)。在第一反应区中,仍采用高温、短接触时间和高剂油比,满足裂化反应,裂解较重的原料油并生成较多的烯烃,保证一定的转化率,第一反应区以一次裂化反应为主,反应油气和催化剂经较短的停留时间(1～1.3s)后进入扩径的第二反应区,在第二反应区内,通过向第一反应区出口打入急冷汽油、急冷水等冷却介质,控制较低的反应温度和较长的停留时间,同时通过将沉降器内部分待生催化剂引出至提升管第二反应区内,提高该区藏量,降低油气和催化剂的流速及该区的反应温度,以抑制二次裂化反应,促进氢转移反应和异构化反应,使汽油中的烯烃含量降低,异构烷烃和芳烃含量增加,从而达到新的汽油质量标准

。

图1　MIP技术2段反应器示意图

①收稿日期:2004-06-07;修回日期:2004-08-12

作者简介:王中杰(1970-),男,安徽怀宁人,工程师。

第22卷　第6期2004年11月

石化技术与应用

Petrochemical Technology&Application

Vol.22　No.6

Nov.2004

(2)粗旋-溢流斗系统

为实现M IP工艺提供给反应二区的待生催化剂,在沉降器汽提段上锥段设置了2组溢流斗,分别与2组粗旋相对应。粗旋料腿内待生催化剂流至溢流斗底部,底部有蒸汽通入,兼有汽提和流化的功能。溢流斗内空间不大,藏量增加有限。

自一组溢流斗旁侧引出部分待生催化剂至提升管第二反应区底部作为外补循环催化剂,用于控制反应二区的密度和藏量,其余待生剂则溢流至汽提段。另一组溢流斗内催化剂则全部溢流至汽提段。溢流斗相当于一个大的料封,不仅为外补待生催化剂的循环流动创造条件,而且减少了料腿携带的油气量,降低沉降器结焦倾向。

(3)采用同轴式两器结构

两器采用沉降器在上、再生器在下的同轴式结构,此种布置结构简单,操作控制灵活方便,抗事故干扰尤其是抗催化剂倒流能力强,而且占地面积小。

(4)再生工艺技术特点

再生工艺方案为单段再生,并采用多项提高烧焦效果的措施:

a.采用加CO助燃剂的完全再生方案

b.逆流再生

通过加高待生套筒将待生催化剂提升进入密相床上部,然后向下流动与主风形成气固逆流接触烧焦的良好条件。由于高含氧的气体和低含碳的催化剂相遇,低含氧气体则同高含碳的催化剂接触,因此,整个烧焦过程化学动力学速度比较均一,有利于提高总的烧焦强度。

c.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,使待生剂比较均匀地分布于再生器密相床上部,为形成单段逆流高效再生提供基本保证。

d.用较高的密相床速

本装置采用较高的密相床线速,以提高烧焦的氧传递速度,从而达到提高烧焦强度的目的。

e.采用高床层再生

较高的再生密相床高度不仅可提高气固的单程接触时间,而且有利于CO在密相床中燃烧。

f.用改进的主风分布管

主风的分布好坏将直接影响再生器的流化质量,从而影响烧焦效果。本装置由于生焦量较大且为单段再生,故再生器直径较大。因此,主风的分布好坏显得尤为重要。本装置主风分布管采用改进的主风分布管。

(5)反应部分应用的其他技术

a.采用干气预提升技术

使用干气为提升介质,使催化剂与原料油接触之前具有合适的速度和密度,有利于反应区剂油的充分接触,减少蒸汽用量及污水排放量,减少催化剂水热失活。

b.新型提升管出口油气快速分离导出系统

提升管出口设置粗旋及粗旋出口和单级旋分器采用软连接,以尽量减少油气反应后的停留时间,为提高轻油收率、改善产品产量、降低干气及焦炭产率创造良好条件。

c.高效汽提技术

本装置采用特殊设计的汽提段挡板,可提高汽提效率,降低汽提蒸汽量,降低再生器烧焦负荷,减轻催化剂水热失活。

(6)再生器取热方式

本装置由于生焦率较高且为一段完全再生,故再生热量过剩较大,根据调节灵活性以及对再生的影响等方面的综合考虑,本装置取热系统采用内、外结合的取热方式,即在再生器密相床设置内取热器取走一部分热,同时设置1台气控式外取热器以调节总取热负荷。外取热采用大直径肋片管,每根外取热管均可单独切除,具有较强的抗事故能力和事故应变能力。水气循环采用自然循环方式,节省动力,运行可靠。

2　主要改造内容

2.1　反应-再生部分

新提升管采用M IP技术提升管,提升管分为预提升段、第一反应区、第二反应区3个部分,提升管出口设2组粗旋风分离器。新沉降器置于再生器之上,采用4组PV型单级旋风分离器。汽提段共设8层改进型高效环形挡板,整个汽提段插入再生器中。新再生器采用大小筒结构,稀相段直径为12m,密相为9m,主要内构件包括9组2级PV型旋风分离器、主风分布管、待生塞阀套筒及特殊设计的待生催化剂分配器等。外取

?

5

3

4

?

　第6期 王中杰1MIP工艺在催化裂化装置改造中的应用

热器采用气控式翅片管外取热器,设计最大取热能力22149kW;内取热器采用7组过热蒸汽换热盘管。新增待生塞阀、外循环待生塞阀各1件。

2.2　分馏部分

分馏塔上部缩径段更新,由4.2m扩径至5 m,更新段顶循环部分采用双溢流高效浮阀塔盘,其余采用单溢流高效浮阀塔盘;一中段塔盘更换为高效浮阀塔盘,一中段抽出板以下塔体和塔板不变;新增3台分馏塔顶油气冷凝器,与原5台分馏塔顶油气冷凝器并联操作;充分利用分馏系统低温位热源,对分馏系统换热流程进行调整,并新增顶循环油-原料油换热器、顶循环油-除盐水换热器、轻柴油-焦化蜡油换热器。部分机泵采用变频调速。

3　装置MIP工况运行总结

3.1　装置开工情况

装置在2002年12月停工进行技术改造,于2003年1月投料开车一次成功。装置开车运行后,催化剂跑损较大,经操作调整曾出现好转,但抗干扰差,一旦出现生产波动,再生系统跑损严重,于2003年4月对再生系统旋分料腿进行改造:一是再生下料口上方一组旋分器位置设计不合理,防倒锥变形,导致催化剂大量跑损,随将该组旋分器停用;二是主风分布管开孔率偏高,分布管压降(5～6kPa)偏低,随将主风分布管堵孔70个(原有840个),分布管压降由6kPa增加到8kPa,以改善床层流化。改造后基本解决了催化剂跑损问题。

3.2　装置日常生产情况

汽油烯烃含量(体积分数)由50%左右下降到35%左右,汽油硫含量由改造前的(1100～1200)×10-6下降到(600～700)×10-6,诱导期从原来的400min左右上升到1200min以上,焦炭产率略有上升,总液收基本持平。M IP工艺能够满足目前安庆分公司汽油质量升级要求。

3.3　技术标定

为全面了解M IP改造效果及反应二区藏量、急冷油对操作和汽油烯烃影响,安庆分公司于2003年9月对装置进行了技术标定。3.3.1　标定工况

工况一:反应二区藏量3.5～4.0t,一反出口温度515℃。

工况二:反应二区藏量6.0～7.0t,一反出口温度510℃。

工况三:在工况一条件下,急冷油投用量为10t/h。

3.3.2　标定分析

标定时主要工艺参数见表1;标定物料平衡、能耗见表2;混合进料、回炼油、油浆性质分析见表3;稳定汽油、轻柴油性质分析见表4;干气、液化气性质分析见表5。

表1　主要工艺参数

项　目工况一工况二工况三

再生器压力/kPa(G)195195195

两器差压/kPa(G)505049

再生密相密度/℃696692697

提升管二反藏量/t 3.5 6.4 3.65

循环待生塞阀开度/% 5.015.0 5.5

反应一区出口温度/℃515510515

急冷油量/t0011

原料预热温度/℃173175176

进再生器主风总量/

(m3?min-1)

226622472256

再生器藏量/t194194194

沉降器藏量/t404040

外取热发汽量/(t?h-1)4310411041.6

表2　标定物料平衡及能耗

项　目工况一工况二工况三FCC工况

原料:加工量/(t?d-1)3264319633303250

直馏蜡油/%69.5773.4968.5867.70

焦化蜡油/%18.5018.4819.8910.46

减压渣油/%11.938.0311.5321.84

合计/%100100100100

产品:干气/% 2.94 2.58 3.05 3.79

液化气/%15.4415.7815.3012.47

汽油/%43.3543.0742.7538.85

柴油/%24.9724.7225.2132.33

油浆/% 5.59 5.67 5.84 5.48

焦炭/%7.317.777.45 6.58

损失/%0.400.410.400.50

合计/%100100100100

总液收/%83.7683.5783.2683.65

装置能耗/(kg Eo?t-1)69.3472.2670.45

?

6

3

4

?石　化　技　术　与　应　用 第22卷　

表3　混合进料、回炼油及油浆性质分析

分析项目

工况一工况二工况三

混合进料回炼油油浆混合进料回炼油油浆混合进料回炼油油浆

密度/(t?m-3)0.91 1.01 1.120.91 1.02 1.080.92 1.02 1.07馏程/℃　IBP297294304299291304306284

10%357365362363392367362421

50%385390410387438412386473

90%416416501413510413

FBP454452>561450547561452539

残炭/% 2.50.3 1.60.2 2.50.2

总硫/%0.5360.8810.8800.6260.9430.5080.9480.958总氮/%0.370.310.450.490.430.57

碱氮×106869182397900200486

组成/%饱和烃63.6261320.850.525.712.8

芳烃30.1721075.941.672.477.4

胶沥质 6.3117 3.37.9 1.99.8

固体含量/(g?L-1) 2.2 2.2 2.2

表4　稳定汽油及轻柴油性质分析

分析项目

工况一工况二工况三

稳定汽油轻柴油稳定汽油轻柴油稳定汽油轻柴油

密度/(t?m-3)0.72640.90890.72640.90890.72010.9029馏程/℃　HK431884319042183 10%562165621853211 50%982689827094266 90%163341163339162339 95%179356179355177357 KK184364184364182365诱导期/min1320>1400

总硫×106532448044452905054410蒸汽压/kPa65.05253.2

凝点/℃<-15<-12-8闪点(闭口)/℃394845十六烷值29.430.831.3族组成/%烷烃50.453.652.1

烯烃30.628.029.2

芳烃19.018.418.7

MON79.179.379.6

RON89.589.489.4

表5　干气及液化气性质分析

分析项目

工况一工况二工况三

干气液化气干气液化气干气液化气

相对密度0.88 1.910.84 1.820.91 1.95组成(体积分数)/%

　氢气30.548.031.9

　空气12.716.514.7

　甲烷27.219.725.4

　CO2 2.9 1.7 2.8

　乙烯9.7 5.69.3

　乙烷11.77.011.0

分析项目

工况一工况二工况三

干气液化气干气液化气干气液化气　H2S 3.850×10-60.70.4 2.720×10-6　丙烯0.935.40.535.0 1.035.2　丙烷0.213.90.111.10.311.4　异丁烷0.220.30.119.70.421.6　正异丁烯0.112.70.113.60.213.8　正丁烷0.1 5.3 5.20.1 5.1

　反丁烯7.38.77.6

　顺丁烯 5.1 6.3 5.3

?

7

3

4

?

　第6期 王中杰1MIP工艺在催化裂化装置改造中的应用

3.3.3　标定结果分析

(1)与FCC 工况相比与FCC 工况相比,采用M IP 工艺后的汽油烯烃含量低于35%,汽油诱导期上升,MON 辛烷值与FCC 工艺相当,RON 辛烷值为89.4,与FCC 工艺(90)相比略有下降。柴油密度上升,柴油的十六烷值(30)与改造前相比,下降约3个单

位,凝固点(-10℃

)与改造前(0℃)相比下降。M IP 工况下,油浆、回炼油的密度均有较大幅度

上升,油浆密度大于1.04t/m 3,回炼油密度大于1t/m 3;油浆、回炼油中芳烃含量高。

标定的产品分布:干气产率下降约1%,液化

气产率上升近3%,汽油产率上升5%,柴油产率下降约7%,油浆产率基本持平,总液收相近。4　MIP 工艺3种工况比较

(1)工况二反应条件比工况一缓和,反应温

度低5℃,由于反应二区藏量上升后,油气接触时间延长,异构化、芳构化等二次反应加强,导致汽油中烯烃含量下降,芳烃含量上升。

(2)工况二时反应一区条件缓和,但二区反应明显加强,导致干气产率略有下降,生焦上升

0.46%,总液收下降,装置能耗增加约3kgEo/t 。

(3)反应二区藏量达到6.5t 时,提升管总压

降由52kPa 上升至65～70kPa ,进一步增加反应

二区藏量有可能导致提升管噎塞。

(4)工况三与工况一相比,投用反应二区急冷油10t/h ,由于二区反应增强,生焦产率略有上升,总液收略有下降。装置能耗增加了1.1kgEo/t 。5　结束语

相对于FCC 工艺,M IP 工艺的汽油烯烃含量减少约15个百分点左右,能够达到新的汽油烯烃含量标准,同时汽油中硫含量降低,诱导期明显上升;但柴油产品质量略有下降,装置改造达到预期目标。

采取开大待生循环塞阀,提高反应二区藏量或反应一区出口打入急冷介质,均能进一步降低汽油中的烯烃含量,但焦炭产率上升,总液收略有下降,装置能耗增加。因此,在满足汽油烯烃质量要求的前提下,宜采取保持反应二区较低藏量和不打急冷油操作方式,有利于装置节能和减少生焦,提高装置总液收。

●

简讯●

我国第一个M TO 项目启动

甲醇制烯烃工业化试验装置于2004年8月初在陕西榆林能源化工基地开工建设,这标志着我国最大也是惟一以甲醇为原料生产低碳烯烃(M TO )项目正式启动,装置能力为1万t/a 。M TO 以煤替代石油生产乙烯、丙烯等低碳烯烃,形成规模化生产在全球还是凤毛麟角,国内建设该项目尚属首次。陕北能源化工基地是国家级能源化工基地,目前探明煤炭储量1460亿t 、天然气5858亿m 3、石油11.1亿t 、岩盐8857亿t ,矿产资源密集,潜在经济价值超过41亿元,将成为国内21世纪能源接续地。为延长

能源产业链,陕西省积极实施“三个转化”(即煤向电力转化、煤电向载能工业品转化和煤气油盐向化工

产品转化)发展思路。这套M TO 装置的投资额为6000万元,由陕西新兴煤化工科技发展有限责任公司、中国科学院大连化学物理研究所和中国石化集团洛阳石油化工工程公司联合兴建,采用大连化学物理研究所达到世界先进水平的M TO 技术中试研究成果和洛阳石油化工工程公司流化催化裂化工程技术,具有自主知识产权,预计2005年7月建成投产。试验装置运行成功后,工业化M TO 项目将正式开工建设,总投资额为100多亿元,设计规模为:甲醇240万t/a ,烯烃80万t/a 。

(上海钱伯章供稿)

?834?石　化　技　术　与　应　用 第22卷　

ABSTRACTS PETROCHEMICAL TECHNOLO GY&APPL ICATION

Bimonthly　Volume22,　No.6　Nov.　2004 K ey w ords:atmospheric and vacuum distillation;

neutralization corrosion inhibitor;corrosion

Availability of organic sulf ides from recovery of SDS desulf urizing agent in Claus process

Wang Shengli1,Wang Shulan2,Xiao Xinyi2

(11Changz hou J ushun Chemical Co L t d, Changz hou213169,Chi na;21Research Instit ute of Pet roleum Processi ng,S IN O PEC,Beiji ng 100083,Chi na)

Abstract:The effects of the orgaric sulfides(COS,CS2, RSH)in sulfur recovery unit on the sulfur recovery were studied.The results showed that the recovery of orgaric sulfides by SDS desulfurizing agent had not unfavorable effect on sulfur recovery unit1

K ey w ords:refinery gas;SDS desulfurizing agent;COS;CS2; RSH

Application of MIP process in catalytic cracking unit revamping　Wang Zhongjie

(A nqi ng Pet rochem ical Com pany,S IN O PEC, A nqi ng246001,Chi na)

Abstract:The MIP process in catalytic cracking revamping in Anqing Petrochemical Company was introduced.Alkenes in gasoline were declined and quality of gasoline was improved when MIP process was applied.

K ey w ords:catalytic cracking unit;MIP;clean gasoline; revamping

Evaluation and application of gasoline antioxidant and anti-glue agent L X-001B

Du Jiang,Zhang Fang,Di Shibiao

(Pet rochemical Plant of L anz hou Pet rochemical Com pany,Pet roChi na,L anz hou730060,Chi na) Abstract:L X-001B,a new complex liquid antioxidant for improving the oxidation stability of gasoline,was added in FCC gasoline for increasing the induction periods both in laboratory and industry.The result showed that LX-001B had better antioxidation and anti-glue properties,the qualification percentage of induction period of refined gas oline was more than 98%,and was ease of usage for its g ood oil-s olubitity.

K ey w ords:catalytic cracking;antioxidant;anti-glue property;induction period

Corrosion and protection of equipment in processing high-sulf ide crude oil

Lin Caihong1,Pan J un2

(1.S hengli Ref i nery Design Instit ute,Qil u Pet rochemical Com pany,S IN O PEC,Zibo 255434,Chi na;21L anz hou L ube Oil R&D Instit ute,Pet roChi na,L anz hou730060,Chi na) Abstract:The main corrosion forms,corrosion sopts and principle of corrosion about high-sulfide crude oil of refinement were introduced.The corres ponding protection measure and material selection were suggested.

K ey w ords:high-sulfide crude oil;equipment corrosion; protection measure;material selection

Control and evolutionary method of extractable material content in nylon6high-speed spinning chip

Y i Chunwang

(N i ngbo S hunlong N ylon Co L t d,Y uyao315400, Chi na)

Abstract:The extraction process of nylon6high-speed spinning chip was studied.The effects of chi p diameter, temperature of extracting water,bath ratio and concentrate on the content of extractable material in chi p were investigated and optimun process parameters were obtained. The quality of chips was improved and the comsumption of energy and material decreased.

K ey w ords:caprolactam;extractable material;high-speed spinning chip;temperature;bath ratio

Electric conducting polyaniline composites and their applications

Zhang Baiyu,Su Xiaoming,Deng Xiang

(School of Envi ronmental and Chem ical Engi neeri ng,Xi’an Jiaotong U niversity,Xi’an 710049,Chi na)

Abstract:Polyaniline(PAN I)and the preparation of its composites were introduced,and the recent progress in the application of conducting PAN I composites was reviewed, with emphasis on the field of electrostatic discharge and electromagnetic interference shielding(EMI).Furthermore, the research trends and potential applications of electric conducting PAN I composites were prospected.

K ey w ords:polyaniline;conducting polymer;doping; composite

Comparison of patent bet w een CNPC and SIN OPEC

Li Huiwen

(Pet rochem ical Research Instit ute of L anz hou Pet rochem ical Com pany,Pet roChi na,L anz hou 730060,Chi na)

Abstract:The patent application in CNPC and SINOPEC was collected and compared,which could conduce to kee p abreast of current technical innovation in petrochemical enterprises in China

K ey w ords:petrochemistry;patent;technical innovation; CNPC;SINOPEC

催化裂化装置的主要设备

催化裂化装置的主要设备 百克网：2008-5-30 14:50:14 文章来源：本站 催化裂化装置设备较多，本节只介绍几个主要设备。 一、提升管反应器及沉降器 (一)提升管反应嚣 提升管反应器是进行催化裂化化学反应的场所，是本装置的关键设备。随装置类型不同 提升管反应器类型不同，常见的提升管反应器类型有两种： (1)直管式：多用于高低并列式提升管催化裂化装置。 (2)折叠式：多用于同轴式和由床层反应器改为提升管的装置。 图5—8是直管式提升管反应器及沉降器示意图 提升管反应器是一根长径比很大的管子，长度一般为30～36米，直径根据装置处理量决 定，通常以油气在提升管内的平均停留时间1～4秒为限确定提升管内径。由于提升管内自下而上油气线速不断增大，为了不使提升管上部气速过高，提升管可作成上下异径形式。 在提升管的侧面开有上下两个(组)进料口，其作用是根据生产要求使新鲜原料、回炼 油和回炼油浆从不同位置进入提升管，进行选择性裂化。

进料口以下的一段称预提升段(见图5—9)，其作用是：由提升管底部吹入水蒸气(称预 提升蒸汽)，使由再生斜管来的再生催化剂加速，以保证催化剂与原料油相遇时均匀接触。 这种作用叫预提升。 为使油气在离开提升管后立即终止反应， 提升管出口均设有快速分离装置，其作用是使 油气与大部分催化剂迅速分开。快速分离器的 类型很多，常用的有：伞帽型，倒L型、T型、 粗旋风分离器、弹射快速分离器和垂直齿缝式 快速分离器(分州如图5—10中a、b、c、d、e、f所示)。 为进行参数测量和取样，沿提升管高度还 装有热电偶管、测压管、采样口等。除此之外，提升管反应器的设计还要考虑耐热，耐磨 以及热膨胀等问题。 (二)沉降器 沉降器是用碳钢焊制成的圆筒形设备，上段为沉降段，下段是汽提段。沉降段内装有数 组旋风分离器，顶部是集气室并开有油气出口。沉降器的作用是使来自提升管的油气和催化剂分离，油气经旋风分离器分出所夹带的催 化荆后经集气室去分馏系统；由提升管快速分 离器出来的催化剂靠重力在沉降器中向下沉 降，落入汽提段。汽提段内设有数层人字挡板 和蒸汽吹入口，其作用是将催化剂夹带的油气用过热水蒸气吹出(汽提)，并返回沉降段，以便减少油气损失和减小再生器的负荷。 沉降器多采用直筒形，直径大小根据气体(油气、水蒸气)流率及线速度决定，沉降段线速一般不超过0.5～0.6米／秒。沉降段高度由旋风分离器科腿压力平衡所需料腿长度和所 需沉降高度确定，通常为9～12米。 汽提段的尺寸一般由催化剂循环量以及催化剂在汽提段的停留时间决定，停留时间一般 是1.5～3分钟。 二、再生器

催化裂化的装置简介及工艺流程样本

催化裂化装置简介及工艺流程 概述 催化裂化技术发展密切依赖于催化剂发展。有了微球催化剂，才浮现了流化床催化裂化装置；分子筛催化剂浮现，才发展了提高管催化裂化。选用适当催化剂对于催化裂化过程产品产率、产品质量以及经济效益具备重大影响。 催化裂化装置普通由三大某些构成，即反映/再生系统、分馏系统和吸取稳定系统。其中反映––再生系统是全装置核心，现以高低并列式提高管催化裂化为例，对几大系统分述如下： （一）反映––再生系统 新鲜原料(减压馏分油)通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高管反映器下部，油浆不经加热直接进入提高管，与来自再生器高温(约650℃~700℃)催化剂接触并及时汽化，油气与雾化蒸汽及预提高蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒~8米/秒高线速通过提高管，经迅速分离器分离后，大某些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催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭待生催化剂由沉降器进入其下面汽提段，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部空气(由主风机提供)接触形成流化床层，进行再生反映，同步放出大量燃烧热，以维持再生器足够高床层温度(密相段温度约650℃~680℃)。再生器维持0.15MPa~0.25MPa(表)顶部压力，床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒。再生后催化剂经淹流管，再生斜管及再生单动滑阀返回提高管反映器循环使用。 烧焦产生再生烟气，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大某些催化剂，烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱。再生烟气温度很高并且具有约5%~10%CO，为了运用其热量，不少装置设有CO锅炉，运用再生烟气产

催化裂化地装置简介及实用工艺流程

催化裂化的装置简介及工艺流程 概述 催化裂化技术的发展密切依赖于催化剂的发展。有了微球催化剂，才出现了流化床催化裂化装置；分子筛催化剂的出现，才发展了提升管催化裂化。选用适宜的催化剂对于催化裂化过程的产品产率、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––再生系统是全装置的核心，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，与来自再生器的高温(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/秒的高线速通过提升管，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的催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭的待生催化剂由沉降器进入其下面的汽提段，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上的少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部的空气(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的床层温度(密相段温度约650℃~680℃)。再生器维持0.15MPa~0.25MPa(表)的顶部压力，床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒。再生后的催化剂经淹流管，再生斜管及再生单动滑阀返回提升管反应器循环使用。 烧焦产生的再生烟气，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的大部分催化剂，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。对于操作压力较高的装置，常设有烟气能量回收系统，利用再生烟气的热能和压力作功，驱动主风机以节约电能。 （二）分馏系统 分馏系统的作用是将反应/再生系统的产物进行分离，得到部分产品和半成

炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工艺流程

编订：__________________ 单位：__________________ 时间：__________________ 炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工 艺流程 Standardize The Management Mechanism To Make The Personnel In The Organization Operate According To The Established Standards And Reach The Expected Level. Word格式 / 完整 / 可编辑

文件编号：KG-AO-8978-61 炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工艺流程 使用备注：本文档可用在日常工作场景，通过对管理机制、管理原则、管理方法以及管理机构进行设置固定的规范，从而使得组织内人员按照既定标准、规范的要求进行操作，使日常工作或活动达到预期的水平。下载后就可自由编辑。 一、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的一种重油轻质化的工艺。 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的Ⅳ型催化装置在抚顺石油二厂投产。经过近40年的发展，催化裂化已成为炼油厂最重要的加工装置。截止1999年底，我国催化裂化加工能力达8809。5×104t／a，占

一次原油加工能力的33．5％，是加工比例最高的一种装置，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的发展，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。根据目的产品的不同，有追求最大气体收率的催化裂解装置(DCC)，有追求最大液化气收率的最大量高辛烷值汽油的MGG工艺等，为了适应以上的发展，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、经济效益更好的方向发展。 2．装置的主要类型 催化裂化装置的核心部分为反应—再生单元。反应部分有床层反应和提升管反应两种，随着催化剂的发展，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)。从反应与再生设备的平面布置来讲又可分为高低并列式和同轴式，典型的反应—再生单元见图

2020年生产工艺流程管理制度

生产工艺流程管理制度 生产工艺管理制度 一、总则： 1、工艺是产品生产方法的指南，是优质、高效、人低耗和安全生产的重要保证手段。是生产计划、生产调度、质量管理、质量检验、原材料供应，工艺装备和设备等工作的技术依据，是产品生产过程必须的标准性作业指导书。 2、工艺工作由生产技术部负责，应建立严格的管理制度和责任制，工艺人员要坚持科学态度，不断提高工艺水平，为生产服务。 3、工艺工作要认真贯彻工艺规程典型化、工艺装置标准化，通用化的原则。 二、制度： 1、工艺工作必须完善工艺手段，保证产品质量和降低成本，工艺过程合理、可靠、先进为原则。 2、工艺文件必须保证正确、完整、统一、清晰。

3、生产人员必须严格执行工艺，任何人不得擅自修改操作规程、技术文件内容，如有某种原因无法按工艺生产时，应由生产技术部主管签字方可生效。 4、设计标准的修改需经生产技术部主管、总经理批准。 5、凡是工艺文件出现的差错，应由生产技术部负责，凡属不按工艺文件而出现的差错，应由操作者负责，追查责任事故。 6、工艺技术人员应不断对车间操作人员进行工作纪律教育，严格按工艺标准监督工艺执行。 7、工艺文件的编写，个性等项工作由生产技术部负责，并按工艺文件要求编写工艺质量要求。 8、技术人员对工艺文件、工艺配方单的修改，除下达修改通知单外还应对全公司新发文件全部修改完毕，各修改单上应在存档通知单上注明。 9、工艺管理考核

9.1为了使工艺管理能够有效运行，不流于形式，对违犯工艺管理规定的责任人，将根据如下规定进行处罚。 9.1.1对于违犯工艺管理规定，不按工艺操作规程严格操作，导致工艺控制指标超标的，检查发现后责令整改并通报批评，按每一超标指标30-50元的标准，对第一责任人、当班长进行处罚。9.1.2因上一工序原因导致本工序控制指标不合格，并能够及时进行查找原因并调整的不作处罚，否则，则依9.1.1条款进行处罚。 9.1.3关键工序质量控制点工艺指标如出现超标现象，通报批评并一次性处罚100元。 9.1.4因工艺文件管理不善造成丢失的，丢失一本罚款100元，私自复印的罚款100元。 9.1.5对一月内造成指标超标3-5次的操作工，月末加罚50元，并下岗培训一周，经培训后仍继续出现指标超标的，再加罚50元后，调离本岗位。 9.1.6因不按规定操作造成产品质量不合格，系统降负荷、停车等严重后果的，依后果的严重程度、影响的大小以及发生经济损失数额多少等要素，经过经理办公会研究讨论，对第一责任人、当班班长、

催化裂化装置工艺流程及设备简图

催化裂化装置工艺流程及设备简图 “催化裂化”装置简单工艺流程 “催化裂化”装置由原料预热、反应、再生、产品分馏等三部分组成～其工艺流程见下图～主要设备有:反应器、再生器、分馏塔等。 1、反应器,又称沉降器,的总进料由新鲜原料和回炼油两部分组成～新鲜原料先经换热器换热～再与回炼油一起分为两路进入加热炉加热～然后进入反应器底部原料集合管～分六个喷嘴喷入反映器提升管～并用蒸汽雾化～在提升管中与560，600?的再生催化剂相遇～立即汽化～约有25，30%的原料在此进行反应。汽油和蒸汽携带着催化剂进入反应器。通过反应器～分布板到达密相段～反应器直径变大～流速降低～最后带着3，4?/?的催化剂进入旋风分离器,使其99%以上的催化剂分离,经料腿返回床层,油汽经集气室出沉降器,进入分馏塔。 2、油气进入分馏塔是处于过热状态,同时仍带有一些催 化剂粉末,为了回收热量,并洗去油汽中的催化剂,分馏塔入口上部设有挡板,用泵将塔底油浆抽出经换热及冷却到 0200，300C,通过三通阀,自上层挡板打回分馏塔。挡板以上为分馏段,将反应 物根据生产要求分出气体、汽油、轻柴油、重柴油及渣油。气体及汽油再进行稳定吸收,重柴油可作为产品,也可回炼,渣油从分馏塔底直接抽出。

3、反应生焦后的待生催化剂沿密相段四壁向下流入汽提段。此处用过热蒸汽提出催化剂,颗粒间及表面吸附着的可汽提烃类,沿再生管道通过单动滑阀到再生器提升管,最后随增压风进入再生器。在再生器下部的辅助燃烧室吹入烧焦用的空气,以保证床层处于流化状态。再生过程中,生成的烟通过汽密相段进入稀相段。再生催化剂不断从再生器进入溢流管,沿再生管经另一单动滑阀到沉降器提升管与原料油汽汇合。 4、由分馏塔顶油气分离出来的富气,经气压机增压,冷却后用凝缩油泵打入吸收脱吸塔,用汽油进行吸收,塔顶的贫气进入二级吸收塔用轻柴油再次吸收,二级吸收塔顶干气到管网,塔底吸收油压回分馏塔。 5、吸收脱吸塔底的油用稳定进料泵压入稳定塔,塔顶液态烃一部分作吸收剂,另一部分作稳定汽油产品。 设备简图 反应器、再生器和分馏塔高、重、大。具体如:分馏塔高41.856m,再生器塔高31m,反应器安装后塔顶标高达57m。再生器总重为390t,反应器总重为177t,分馏塔总重为175t。 3再生器最大直径9.6m,体积为2518m。 1(两器一塔的主要外型尺寸及参数 再生器的外型尺寸参数见下图。

生产工艺管理控制程序

生产工艺管理控制程序 1.目的 建立与生产相适应的生产工艺管理制度，确保生产条件（人员、环境、设备、物料等）满足化妆品的生产 质量要求。特制订本程序。 2.适用范围 适应于各车间生产工序的工艺参数、材料、设备、人员和测试方法等所有影响产品质量的生产阶段。 3.职责 3.1计划:负责制订《生产计划》负责生产过程中的综合调度。 3.2生产部：负责生产动力设施及时供给合格的水、蒸压缩空气、空气、电力等资源；编制设备的操作规程, 设备维护保养; 负责按生产指令单，在规定的工艺要求和质量要求下，组织安排生产，并对生产过程进行控制。 3.3仓库：负责按照生产派工单所开具的领料单进行原辅材料发放接收对各车间退回的物料做入库工作。 3.4技术研发部：负责生产工艺技术及半成品标准制定。在首次生产时进行指导。明确关键工序和特殊工序。 负责编制工艺规程和作业指导书。 3.5质保部:负责所有原辅材料、半成品、成品按品质标准进行检验 负责安排现场巡检员对生产现场的产品质量进行过程监督。 4.内容 4.1生产前的准备工作 1）计划调度员考虑库存情况，结合车间的生产能力，制订《生产计划》，经经理批准后，发放至相关部门作为采购和生产依据。 2）在确保每个生产订单所有原物料配套齐全后下达，生产车间根据生产计划制定生产指令，生产前由车间负责人下达批生产指令，包含批号、批生产量、执行标准、生产流程、生产配方等信息。 3）生产部根据周计划编制《车间每日作业计划》，车间主管/班长把计划分解到各小组或生产线直至各岗位，并对每日计划执行情况进行跟踪。 4）各车间均须严格按确定的日生产计划安排工作，一切有影响计划实施的因素或异常现象产生，车间主管需做有效的记录，每周统一汇总，报备生产部。 1）各相关责任人员根据生产需要，确认供给合格的水、蒸汽、压缩、空气、电力等资源，保障生产设备的正常运转。

催化裂化装置的主要设备催化裂化装置的主要设备

催化裂化装置的主要设备 催化裂化装置的主要设备 百克网：2008-5-30 14:50:14 文章来源：本站 催化裂化装置设备较多，本节只介绍几个主要设备。 一、提升管反应器及沉降器 (一)提升管反应嚣 提升管反应器是进行催化裂化化学反应的场所，是本装置的关键设备。随装置类型不同提升管反应器类型不同，常见的提升管反应器类型有两种： (1)直管式：多用于高低并列式提升管催化裂化装置。 (2)折叠式：多用于同轴式和由床层反应器改为提升管的装置。 图5—8是直管式提升管反应器及沉降器示意图 提升管反应器是一根长径比很大的管子，长度一般为30～36米，直径根据装置处理量决定，通常以油气在提升管内的平均停留时间1～4秒为限确定提升管内径。由于提升管内自下而上油气线速不断增大，为了不使提升管上部气速过高，提升管可作成上下异径形式。 在提升管的侧面开有上下两个(组)进料口，其作用是根据生产要求使新鲜原料、回炼油和回炼油浆从不同位置进入提升管，进行选择性裂化。

进料口以下的一段称预提升段(见图5—9)，其作用是：由提升管底部吹入水蒸气(称预提升蒸汽)，使由再生斜管来的再生催化剂加速，以保证催化剂与原料油相遇时均匀接触。这种作用叫预提升。 为使油气在离开提升管后立即终止反应，提升管出口均设有快速分离装置，其作用是使油气与大部分催化剂迅速分开。快速分离器的类型很多，常用的有：伞帽型，倒L型、T型、粗旋风分离器、弹射快速分离器和垂直齿缝式快速分离器(分州如图5—10中a、b、c、d、e、f所示)。 为进行参数测量和取样，沿提升管高度还装有热电偶管、测压管、采样口等。除此之外，提升管反应器的设计还要考虑耐热，耐磨以及热膨胀等问题。 (二)沉降器 沉降器是用碳钢焊制成的圆筒形设备，上段为沉降段，下段是汽提段。沉降段内装有数组旋风分离器，顶部是集气室并开有油气出口。沉降器的作用是使来自提升管的油气和催化剂分离，油气经旋风分离器分出所夹带的催化荆后经集气室去分馏系统；由提升管快速分离器出来的催化剂靠重力在沉降器中向下沉降，落入汽提段。汽提段内设有数层人字挡板和蒸汽吹入口，其作用是将催化剂夹带的油气用过热水蒸气吹出(汽提)，并返回沉降段，以便减少油气损失和减小再生器的负荷。 沉降器多采用直筒形，直径大小根据气体(油气、水蒸气)流率及线速度决定，沉降段线速一般不超过0.5～0.6米／秒。沉降段高度由旋风分离器科腿压力平衡所需料腿长度和所需沉降高度确定，通常为9～12米。汽提段的尺寸一般由催化剂循环量以及催化剂在汽提段的停留时间决定，停留时间一般是1.5～3分钟。 二、再生器

催化裂化装置工艺流程

催化裂化装置工艺流程 催化裂化技术的发展密切依赖于催化剂的发展。有了微球催化剂，才出现了流化床催化裂化装置;分子筛催化剂的出现，才发展了提升管催化裂化。选用适宜的催化剂对于催化裂化过程的产品产率、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––再生系统是全装置的核心，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，与来自再生器的高温(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/秒的高线速通过提升管，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的催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭的待生催化剂由沉降器进入其下面的汽提段，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上的少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部的空气(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的床层温度(密相段温度约650?~68 0?)。再生器维持0.15MPa~0.25MPa (表)的顶部压力，床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒。再生后的催化剂经淹流管，再生斜管及再生单动滑阀返回提升管反应器循环使用。 烧焦产生的再生烟气，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的大部分催化剂，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。对于操作压力较高的装置，常设有烟气能量回收系统，利用再生烟气的热能和压力作功，驱动主风机以节约电能。 二分馏系统

生产工艺管理控制程序—范文

生产工艺管理控制程序—范文 1 目的对生产工艺过程实施控制和管理，确保编制的工艺规程正确，符合设计要求,并能有效的指导生产。 2 范围 本程序文件规定了工艺管理控制程序和要求。本文件适用于公司内供和外销产品的工艺控制。 3 术语和定义 关键过程：对形成产品质量起决定作用的过程。特殊过程：对形成的产品是否合格不易或不能经济地进行验证的过程。首件鉴定：对试生产的第一件零件进行全面的过程和成品检查，以确定生产条件是否能保证生产出符合设计要求的产品。 定型：是对新产品（含改型、革新、测绘、仿制或功能仿制产品）进行全面评定，确认其达到规定的技术要求，并按规定办理手续。定型主要指公司生产定型。 生产定型：是对批量生产进行全面考核，以确认其达到批量生产的标准。

4 管理职能 技术质量部门：负责制定工艺管理规章制度，并组织贯彻实施与检查。 负责工艺策划，编制工艺总方案及工艺标准化综合要求；负责关键件、重要件的控制策划，并编制控制计划。负责生产单位的工艺文件、材料定额的编制、产品图样工艺性审查及工艺管理工作。 负责组织生产定型工作，负责工艺纪律监督检查。负责编制技术改造规划、工艺布置、生产面积及设备的调配、外购设备的选型论证等技术改造工作。 解决现场生产技术问题，对产品故障进行分析、处理。负责新工艺、新材料、新技术的推广应用工作。负责生产设备的综合管理工作。 负责督促和检查使用单位执行有关设备管理标准和规程的情况，保证设备处于完好状态，满足工艺要求。 负责对生产工作环境进行监测和控制。负责理化检测工作。 负责按工艺规程和产品设计文件实施工序检测、验收产品，并对生产现场工艺纪律执行情况进行监督。 负责对工装、量具的设计工作。 生产部门负责按工艺规程要求组织生产、工艺装备的准备工作；负责生 产 工艺文件的贯彻，工艺纪律的执行，工艺装备的制造、使用、管 理工作。 综合管理部门负责人力资源的合理配置、接口职责、权限的分配和协调。 负责对产品质量有直接影响的人员进行岗位技能培训、考核。工作程

石油化工催化裂化装置工艺流程图.docx

炼油生产安全技术一催化裂化的装置简介类型及工艺流程 催化裂化技术的发展密切依赖于催化剂的发展。有了微球催化剂，才出现了流化床催化裂化装置；分子筛催化剂的出现，才发展了提升管催化裂化。选用适宜的催化剂对于催化裂化过程的产品产率、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--再生系统是全装置的核心，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： ㈠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 C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，与来自再生器的高温（约650 C ~700C ）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/秒的高线速通过提升管，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的催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭的待生催化剂由沉降器进入其下面的汽提段，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催 化剂表面上的少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部的空气（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的床层温度（密相段温度约650 C ~68 0 C ）。再生器维持0.15MPa~0?25MPa （表）的顶部压力，床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒。再生后的催化剂经 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。 烧焦产生的再生烟气，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的大部 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。对于操作压力较高的 装置，常设有烟气能量回收系统，利用再生烟气的热能和压力作功，驱动主风机以节约电 能。 ㈡分馏系统 分馏系统的作用是将反应？再生系统的产物进行分离，得到部分产品和半成品。 由反应？再生系统来的高温油气进入催化分馏塔下部，经装有挡板的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。油浆的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 分馏塔的过剩热量以使塔内气、液相负荷分布均匀，在塔的不同位置分别设有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的脱过热段装有约十块人字形挡板。由于进料是460 C以上的带有催化 剂粉末的过热油气，因此必须先把油气冷却到饱和状态并洗下夹带的粉尘以便进行分馏和避免堵塞塔盘。因此由塔底抽出的油浆经冷却后返回人字形挡板的上方与由塔底上来的油 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的粉尘。 ㈢吸收--稳定系统： 从分馏塔顶油气分离器出来的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--稳定系统的作用就是利用吸收和精馏的方法将富气和粗汽油分离成干气 （≤ C2）、液化气（C3、C4）和蒸汽压合格的稳定汽油。 一、装置简介 （一）装置发展及其类型

生产工艺管理控制程序—范文

生产工艺管理控制程序—范文 1 目的 对生产工艺过程实施控制和管理，确保编制的工艺规程正确，符合设计要求,并能有效的指导生产。 2 范围 本程序文件规定了工艺管理控制程序和要求。 本文件适用于公司内供和外销产品的工艺控制。 3 术语和定义 关键过程：对形成产品质量起决定作用的过程。 特殊过程：对形成的产品是否合格不易或不能经济地进行验证的过程。首件鉴定：对试生产的第一件零件进行全面的过程和成品检查，以确定生产条件是否能保证生产出符合设计要求的产品。 定型：是对新产品（含改型、革新、测绘、仿制或功能仿制产品）进行全面评定，确认其达到规定的技术要求，并按规定办理手续。定型主要指公司生产定型。 生产定型：是对批量生产进行全面考核，以确认其达到批量生产的标准。

4 管理职能 技术质量部门： ●负责制定工艺管理规章制度，并组织贯彻实施与检查。 ●负责工艺策划，编制工艺总方案及工艺标准化综合要求； ●负责关键件、重要件的控制策划，并编制控制计划。 ●负责生产单位的工艺文件、材料定额的编制、产品图样工艺性审 查及工艺管理工作。 ●负责组织生产定型工作，负责工艺纪律监督检查。 ●负责编制技术改造规划、工艺布置、生产面积及设备的调配、外 购设备的选型论证等技术改造工作。 ●解决现场生产技术问题，对产品故障进行分析、处理。 ●负责新工艺、新材料、新技术的推广应用工作。 ●负责生产设备的综合管理工作。 ●负责督促和检查使用单位执行有关设备管理标准和规程的情况， 保证设备处于完好状态，满足工艺要求。 ●负责对生产工作环境进行监测和控制。 ●负责理化检测工作。 ●负责按工艺规程和产品设计文件实施工序检测、验收产品，并对 生产现场工艺纪律执行情况进行监督。 ●负责对工装、量具的设计工作。 生产部门 ●负责按工艺规程要求组织生产、工艺装备的准备工作；负责生产

油气集输处理工艺及工艺流程

油气集输处理工艺及工艺流程 学院：延安职业技术学院 系部：石油工程系 专业：油田化学3班 姓名：王华乔 学号：52

油气集输处理工艺及工艺流程 摘要：油气集输工程要根据油田开发设计、油气物性、产品方案和自然条 件等进行设计和建设。油气集输工艺流程要求做到：①合理利用油井压力，尽量减少接转增压次数,减少能耗；②综合考虑各工艺环节的热力条件,减少重复加热次数，进行热平衡，降低燃料消耗；③流程密闭，减少油气损耗；④充分收集和利用油气资源，生产合格产品，净化原油，净化油田气、液化气、天然汽油和净化污水（符合回注油层或排放要求）；⑤技术先进，经济合理，安全适用。 油气集输，作为油田生产油气整体过程中的一个环节，在整体操作过程中，有着 极其重要的作用。油气集输主要负责的任务有四个方面：（1）将开采出来的石 油气、液混合物传输到处理站，将油气进行分离以及脱水，使原油达到国家要求 标准；（2）将合格的原油通过管道输送到原油储存库进行储存；（3）将分离出 来的天然气输送到再加工车间，进行进一步的脱水，脱酸，脱氢等处理；（4） 分别把经过处理，可以使用的原油和天然气输送给客户。由于油气集输涉及到整 个油田的各户钻井，因此相较于其它环节，油气集输铺设范围广，注意部位多等 诸多相关难题，因此，一个油田油气集输环节技术水平的高低，可能会直接波及 到整个油田的整体开发水平和能力。下面笔者对油气集输进行相关介绍，希望对 读者有所帮助。 一、油气收集包括集输管网设置、油井产物计量、气液分离、接转增压和油罐烃蒸气回收等，全过程密闭进行。 1、集输管网用钢管、管件和阀件连接油井井口至各种集输油气站的站外 管网系统（图1）。管线一般敷设在地下，并经防腐蚀处理。 油田油气集输集输管网系统的布局须根据油田面积和形状，油田地面的地形和地物，油井的产品和产能等条件。一般面积大的油田，可分片建立若干个既独立而又有联系的系统；面积小的油田，建立一个系统。系统内从各油井井口到计量站为出油管线；从若干座计量站到接转站为集油管线。在这两种管线中，油、气、水三相介质在同一管线内混相输送。在接转站，气、液经分离后，油水混合物密闭地泵送到原油脱水站，或集中处理站。脱水原油继续输送到矿场油库或外输站。从接转站经原油脱水站（或集中处理站）到矿场油库（或外输站）的原油输送管线为输油管线。利用接转站上分离缓冲罐的压力，把油田气输送到集中处理站或压气

新生产工艺管理流程图与文字说明

生产工艺管理流程 生产技术部接到产品开发需求后，进行产品开发策划并起草设计开发任务书，经公司领导审批后，业务部门根据产品设计开发任务书准备纸、油墨、印版、烫金等生产材料及生产工艺设备的准备工作，材料、设备准备完成后，安排在印刷车间进行上机打样；打样过程中，由生产技术部组织业务、品质、车间等部门对打样结果进行评审，打样评审通过后，由生产技术部进行送样、签样工作（送中烟技术中心材料部），若签样不合格，需重新进行打样准备；签样完成后，生产技术部根据打样情况形成临时技术标准，品质部形成检验标准，印刷车间根据临时技术标准进生试机生产，生产产品由生产技术部送烟厂进行上机包装测试（若包装测试不通过，生产技术部需重新调整临时技术标准重新试机生产），包装测试通过后，生产技术部根据试机生产时情况形成技术标准。当月生产需求时，生产技术部按生产组织程序进行组织生产，并同时下达技术标准，印刷车间根据生产技术标准，进行工艺首检，确认各项工艺指标正确无误，进行材料及设备的准备工作，各项工作准备完成后按技术标准要求进行工艺控制，生产技术部对整个生产运行过程进行监督，当工艺运行不符合要求时，通知生产技术部进行工艺调整。生产结束后，进入剥盒、选盒工序，经过挑选的烟标合格的按成品入库程序进行入库，不合格的产品按不合格程序进行处理。

产品工艺管理流程图 业务部生产技术部印刷车间品质部输出记录 接到设计 更改需求 段 阶 } 改 更 计 设 { 发 开 吕 产 不通过 不通过 通过 接到设计 开发需求 产品开发策划 打样准备 送样、签样 通过 不通过 形成技术标 准（临时） 审批不通过 上机打样 形成检验标准 设计开发项目组成立 通知 产品开发任务书 段 阶 制 控 艺 工 产 生 送客户包装测试■试生产 ■ 形成技术标准 ＜接到生 产需求 组织生产 下达工艺标准工艺首检 材料准备设备准备 工艺监督过程质量监督 工艺改进不通过运行判定 成品质量监督 是合格 成品入库 结束 不合格 控制程序 过程检验记录 工艺检查记录表， 匚工艺记录表 工艺运行控制 剥盒、选盒 烟用材料试验评价 报告 印刷作业指导书 生产工作单 换版通知单 生产操作记录表 工艺更改通知单 成品检验记录

催化裂化装置

催化裂化装置 一、催化裂化在炼油工业中的作用 催化裂化是重要的石油二次加工手段之一，催化裂化是现代化炼油厂用来改质重质馏分和渣油的核心技术。 一般原油经过一次加工（即常减压蒸馏）后可得到10～40％的汽油，煤油及柴油等轻质油品，其余的是重质馏分和残渣油。如果不经过二次加工它们只能作为润滑油原料或重质燃料油。但是国民经济和国防上需要的轻质油量是很大的，但市场对轻质油的需求量是很大的，以我国目前为例，对轻质燃料油、重质燃料油和润滑油的需求比例大约是20:6:1；另一方面，由于内燃机的发展，对汽油的质量提出了更高的要求，而一般直馏汽油则难以满足这些要求。如目前我国车用汽油标准里面所有汽油的研究法辛烷值都在90以上，随着我国高标号汽油（指研究法辛烷值为93及以上汽油）的消费量不断增长，高标号汽油产量所占的比例已由2003年的28．5％上升到2006年的56．5％。而直馏汽油的辛烷值一般只有40～60，不能满足上述要求。 催化裂化是目前石油炼制工业中最重要的二次加工过程，也是重油轻质化(生产汽、柴油)的核心工艺。催化裂化以各种重质油（VGO、CGO、AR、VR等）为原料，在500℃左右、0.2～0.4MPa及催化剂的作用下，通过催化裂化反应得到气体(干气和LPG)、高辛烷值汽油、催化柴油（LCO）、重质油及焦炭。因此，催化裂化是提高原油加工深度、增加轻质油收率的重要手段。就加工能力来说，我国的催化裂化位居其它二次加工过程之首，催化裂化几乎是所有石化企业最重要的二次加工手段。 催化裂化过程有以下几个特点： 轻质油收率高，可达70%~80%； 催化裂化汽油的辛烷值较高，安定性好； 催化裂化汽柴油十六烷值较低，常与直馏柴油调合才能使用； 催化裂化气体产品中，80%是C3和C4烃类（称为液化石油气LPG），其中丙烯和丁烯占一半以上，因此这部分产品是优良的石油化工和生产高辛烷值汽油组分的原料。 二、工艺原理概述

催化裂化工艺介绍

1.0催化裂化 催化裂化是原料油在酸性催化剂存在下，在500℃左右、1×105～3×105Pa 下发生裂解，生成轻质油、气体和焦炭的过程。催化裂化是现代化炼油厂用来改质重质瓦斯油和渣油的核心技术，是炼厂获取经济效益的重要手段。 催化裂化的石油炼制工艺目的： 1）提高原油加工深度，得到更多数量的轻质油产品； 2）增加品种，提高产品质量。 催化裂化是炼油工业中最重要的一种二次加工工艺，是重油轻质化和改质的重要手段之一，已成为当今石油炼制的核心工艺之一。 1.1催化裂化的发展概况 催化裂化的发展经历了四个阶段：固定床、移动床、流化床和提升管。见下图： 固定床移动床 流化床提升管（并列式）在全世界催化裂化装置的总加工能力中，提升管催化裂化已占绝大多数。

1.2催化裂化的原料和产品 1.2.0原料 催化裂化的原料范围广泛，可分为馏分油和渣油两大类。 馏分油主要是直馏减压馏分油（VGO），馏程350-500℃，也包括少量的二次加工重馏分油如焦化蜡油等，以此种原料进行催化裂化称为馏分油催化裂化。 渣油主要是减压渣油、脱沥青的减压渣油、加氢处理重油等。渣油都是以一定的比例掺入到减压馏分油中进行加工，其掺入的比例主要受制于原料的金属含量和残炭值。对于一些金属含量低的石蜡基原有也可以直接用常压重油为原料。当减压馏分油中掺入渣油使通称为RFCC。以此种原料进行催化裂化称为重油催化裂化。 1.2.1产品 催化裂化的产品包括气体、液体和焦炭。 1、气体 在一般工业条件下，气体产率约为10%-20%，其中含干气和液化气。 2、液体产物 1）汽油，汽油产率约为30%-60%；这类汽油安定性较好。 2）柴油，柴油产率约为0-40%；因含较多芳烃，所有十六烷值较低，由重油催化裂化得到的柴油的十六烷值更低，这类柴油需经加氢处理。 3）重柴油（回炼油），可以返回到反应器内，已提高轻质油收率，不回炼时就以重柴油产品出装置，也可作为商品燃料油的调和组分。 4）油浆，油浆产率约为5%-10%，从催化裂化分馏塔底得到的渣油，含少量催化剂细粉，可以送回反应器回炼以回收催化剂。油浆经沉降出去催化剂粉末后称为澄清油，因多环芳烃的含量较大，所以是制造针焦的好原料，或作为商品燃料油的调和组分，也可作加氢裂化的原料。 3、焦炭 焦炭产率约为5%-7%，重油催化裂化的焦炭产率可达8%-10%。焦炭是缩合产物，它沉积在催化剂的表面上，使催化剂丧失活性，所以用空气将其烧去使催化剂恢复活性，因而焦炭不能作为产品分离出来。 1.3催化裂化工业装置的组成部分

炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工艺流程详细版

文件编号：GD/FS-9840 The Daily Operation Mode, It Includes All The Implementation Items, And Acts To Regulate Individual Actions, Regulate Or Limit All Their Behaviors, And Finally Simplify Management Process. 编辑：_________________ 单位：_________________ 日期：_________________ （操作规程范本系列） 炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工艺流程详细版

炼油生产安全技术—催化裂化的装 置简介类型及工艺流程详细版 提示语：本操作规程文件适合使用于日常的规则或运作模式中，包含所有的执行事项，并作用于规范个体行动，规范或限制其所有行为，最终实现简化管理过程，提高管理效率。，文档所展示内容即为所得，可在下载完成后直接进行编辑。 一、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的一种重油轻质化的工艺。 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的Ⅳ型

催化装置在抚顺石油二厂投产。经过近40年的发展，催化裂化已成为炼油厂最重要的加工装置。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的33．5％，是加工比例最高的一种装置，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的发展，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。根据目的产品的不同，有追求最大气体收率的催化裂解装置(DCC)，有追求最大液化气收率的最大量高辛烷值汽油的MGG工艺等，为了适应以上的发展，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、经济效益更好的方向发展。

生产工艺管理控制程序

生产工艺管理控制程序 1. 目的 建立与生产相适应的生产工艺管理制度，确保生产条件（人员、环境、设备、物料等）满足化妆品的生 产质量要求。特制订本程序。 2. 适用范围 适应于各车间生产工序的工艺参数、材料、设备、人员和测试方法等所有影响产品质量的生产阶段。 3. 职责 3.1 计划:负责制订《生产计划》负责生产过程中的综合调度。 3.2 生产部：负责生产动力设施及时供给合格的水、蒸压缩空气、空气、电力等资源；编制设备的操作规 程,设备维护保养; 负责按生产指令单，在规定的工艺要求和质量要求下，组织安排生产，并对生产过程进行控 制。 3.3仓库：负责按照生产派工单所开具的领料单进行原辅材料发放接收对各车间退回的物料做入库工作。 3.4技术研发部：负责生产工艺技术及半成品标准制定。在首次生产时进行指导。明确关键工序和特殊工 序。负责编制工艺规程和作业指导书。 3.5质保部: 负责所有原辅材料、半成品、成品按品质标准进行检验 负责安排现场巡检员对生产现场的产品质量进行过程监督。 4. 内容 4.1 生产前的准备工作 4.1.1生产计划指令和准备 1）计划调度员考虑库存情况，结合车间的生产能力，制订《生产计划》，经经理批准后，发放至相关部门作为采购和生产依据。 2）在确保每个生产订单所有原物料配套齐全后下达，生产车间根据生产计划制定生产指令，生产前由车间负责人下达批生产指令，包含批号、批生产量、执行标准、生产流程、生产配方等信息。 3）生产部根据周计划编制《车间每日作业计划》，车间主管/班长把计划分解到各小组或生产线直至各岗位，并对每日计划执行情况进行跟踪。 4）各车间均须严格按确定的日生产计划安排工作，一切有影响计划实施的因素或异常现象产生，车间主管需做有效的记录，每周统一汇总，报备生产部。 4.1.2资源供给

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280C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 700r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