石化公司催化裂化與汽油脫硫醇聯(lián)合裝置工藝技術規(guī)程

第一章工藝技術規(guī)程裝置概況裝置簡介裝置概況XX石化公司第三套催化裂化聯(lián)合裝置由300萬噸/年重油催化裂化裝置和132萬噸/年汽油脫硫醇裝置組成，第三套催化裂化聯(lián)合裝置是中國石油股份公司“十五”發(fā)展目標，及2015年遠景規(guī)劃的重點項目，是XX石化公司建設千萬噸級煉油基地的標志性工程，也是國內重油摻煉比最高和處理能力最大的重油催化裂化裝置之一。第三套催化裂化裝置由中石化北京設計院設計，于2001年10月動工建設，2003年7月1日正式開工，實現(xiàn)了開工一次成功。7月2日生產出合格產品。裝置以加工減壓蠟油和減壓渣油原料為主，設計渣油摻煉比為50%，設計加工規(guī)模為年處理量300萬噸/年。補充汽油脫硫醇裝置設計建設等文字裝置工藝技術特點300萬噸/年重油催化裂化裝置為滿足油品市場的快速增長、XX石化公司擴能改造和調整產品結構的需要？。積極使用新科技，采用了目前國內乃至世界的眾多先進工藝技術，其科技創(chuàng)新主要體現(xiàn)在：（1）再生型式采用耗風指標較低的重疊式兩段再生。裝置的兩個再生器重疊布置，一段再生器位于二段再生器之上。一再貧氧再生、CO部分燃燒，二再含過剩氧再生、CO完全燃燒。新鮮主風先進第二再生器，與第一再生器來的含碳量較低的半再生催化劑充分接觸，產生含有一定過剩氧的二段再生煙氣通過分布板進入一段再生器。二段煙氣中的過剩氧供第一再生器對高含碳量的待生催化劑進行燒焦，空氣中的氧利用最為合理。（2）提升管選用VQS旋流快分、預汽提和多段汽提技術。采用VQS旋流快分、預汽提和多段汽提技術可實現(xiàn)氣——固的快速分離，分離后油氣快速引出和分離下來催化劑的快速預汽提，使油氣在沉降器內的停留時間縮短到5秒以內，減少油氣在沉降器高溫環(huán)境下的過裂化反應，從而有效地降低干氣和焦炭產率，減緩沉降器內部的結焦。（3）主風機組采用變頻啟動的備用機組和具有亞洲最大的主風四機組？。備機采用變頻啟動對系統(tǒng)電網沖擊很?。恢黠L四機組由煙機——主風機——汽輪機——電動/發(fā)電機組成，具有操作靈活，受系統(tǒng)電網影響小，并能實現(xiàn)電網的無擾動切換的特點。（4）鍋爐系統(tǒng)產生6.4MPa次高壓蒸汽。平均每小時產生次高壓蒸汽255～300噸/小時，比產生3.5MPa蒸汽從節(jié)能上來說，可降低裝置能耗2～3個KgEo/t，此技術在國內屬于首創(chuàng)？。（5）補充汽油脫硫技術特點。裝置改造情況裝置投產后在使用過程中發(fā)現(xiàn)，投用1臺脫硫醇反應器，汽油通過催化劑床層的線速大于設計值，只能采用2臺脫硫醇反應器并聯(lián)使用。這樣將無備用脫硫醇反應器，通過與北京設計院溝通，將原汽油脫硫醇裝置沙濾塔拆除，在拆除位置重新設計建設一臺新的脫硫醇反應器，該項目于2004年7月裝置第一次大檢修期間完成。（是否解決了線速大于設計及無備機問題？--補充改造效果）為了降低油漿中的固含量，使油漿能夠成為延遲焦化裝置的原料，于2005年3月開始建設油漿過濾器技措項目。油漿過濾器項目在2005年7月建成后開始進行工業(yè)試驗，由于在試驗過程中出現(xiàn)過濾器投用不久后就發(fā)生堵塞現(xiàn)象，目前正進行完善工作。建議補充完善內容由于300萬噸/年重油催化裂化裝置加工原料惡劣，催化劑單耗高，為了降低催化劑單耗，將從系統(tǒng)中卸出的平衡催化劑分成受重金屬污染嚴重的催化劑和重金屬污染較輕的催化劑，將重金屬污染輕的催化劑代替部分新鮮催化劑從而降低新鮮催化劑消耗，于2005年8月開始建設催化劑磁分離技措項目。催化劑磁分離項目在2006年6月建成后開始進行工業(yè)試驗，由于在試驗中未達到預計目標，目前正在進行完善工作。建議補充完善內容為了裝置能耗，回收熱工系統(tǒng)排污時排放的蒸汽，于2006年10月開始建設乏汽回收技措項目。乏汽回收項目在2007年7月建成開始進行工業(yè)試驗，由于投用后造成除氧器操作波動較大，目前正在進行完善工作。建議補充完善內容針對300萬噸/年重油催化裂化裝置余熱鍋爐運行過程中出現(xiàn)的煙氣側運行阻力大，約25％的煙氣旁路排放，熱量浪費嚴重等問題，在2008年4月由中船重工集團公司711所對裝置余熱鍋爐工藝改造。補充改造內容及效果工藝原理催化裂化部分催化裂化是煉油工業(yè)中重要的二次加工過程，是將重油輕質化的重要手段。它是使原料油在適宜的溫度、壓力和催化劑存在的條件下，進行分解、異構化、氫轉移、芳構化、縮合等一系列化學反應，原料油轉化成氣體、汽油、柴油等主要產品及油漿、焦炭的生產過程。催化裂化的原料油來源廣泛，主要是常減壓的餾分油、常壓渣油、減壓渣油及丙烷脫瀝青油、蠟膏、蠟下油等。隨著石油資源的短缺和原油的日趨變重，重油催化裂化有了較快的發(fā)展，處理的原料可以是全常渣甚至是全減渣。在硫含量較高時，則需用加氫脫硫裝置進行處理，提供催化原料。催化裂化過程具有輕質油收率高、汽油辛烷值較高、氣體產品中烯烴含量高等特點。催化裂化裝置生產原理催化裂化的生產過程包括以下幾個部分：反應再生部分：其主要任務是完成原料油的轉化。原料油通過與反應器內與催化劑接觸并反應，不斷輸出反應產物，催化劑則在反應器和再生器之間不斷循環(huán)，在再生器中通入空氣燒去催化劑上的積炭，恢復催化劑的活性，使催化劑能夠循環(huán)使用。燒焦放出的熱量又以催化劑為載體，不斷帶回反應器，供給反應所需的熱量，過剩熱量由專門的取熱設施取出加以利用。分餾部分：主要任務是根據(jù)反應油氣中各組分沸點的不同，將它們分離成富氣、粗汽油、輕柴油、回煉油、油漿，并保證汽油干點、輕柴油凝固點和閃點合格。吸收穩(wěn)定部分：利用各組分之間在液體中溶解度不同把富氣和粗汽油分離成干氣、液化氣、穩(wěn)定汽油?？刂坪酶蓺庵械模?+含量和Ｃ3=含量、液化氣中的Ｃ2-和Ｃ5+含量、穩(wěn)定汽油的10%點？。催化裂化反應原理當原料與再生催化劑接觸時，原料汽化，生成一種帶有正電荷的原子，被稱為正碳離子。幾乎大部分催化裂化化學反應都屬于正碳離子化學反應。下面我們通過正十六烯的催化裂化反應來說明正碳離子學說。⑴正十六稀從催化劑表面或其他正碳離子上獲得一個質子（H+）而生成一個新的正碳離子：⑵大的正碳離子不穩(wěn)定，容易在β鍵位置上斷裂：⑶生成的正碳離子是伯正碳離子，不夠穩(wěn)定，容易變成仲正碳離子。然后仲正碳離子又接著在β鍵位置上斷裂：以上所述的伯正碳離子的異構化、大正碳離子在β鍵位置上斷鏈，烯烴分子生成正碳離子等反應可以繼續(xù)下去，直至不能再斷裂的小正碳離子（即C3H7+、C4H9+）為止。⑷正碳離子的穩(wěn)定程度依次是叔正碳離子＞仲正碳離子＞伯正碳離子。因此生成的正碳離子趨向于異構成叔正碳離子：⑸正碳離子將質子（H+）還給催化劑，本身變成烯烴，反應中止：C3H7+--→C3H6+H+（催化劑）催化裂化反應的過程催化裂化反應是在催化劑的作用下，原料在反應器內與高溫催化劑接觸，瞬時汽化，并裂化成產品。其反應過程分為以下七個步驟：第一步：原料分子由主氣流中擴散到催化劑表面；第二步：原料分子沿催化劑微孔向催化劑的內部擴散；第三步：原料分子被催化劑內表面吸附；第四步：被吸附的原料分子在催化劑內表面上發(fā)生化學反應；第五步：產品分子自催化劑內表面脫附；第六步：產品分子沿催化劑微孔向外擴散；第七步：產品分子擴散到主氣流中去。從催化裂化反應過程來看，原料分子只有被催化劑活性中心吸附才能進行化學反應，故原料中各類烴分子的反應結果不僅取決于反應速度，還取決于吸附能力。同碳原子數(shù)的烴類分子，器吸附能力強弱次序：稠環(huán)芳烴＞稠環(huán)環(huán)烷烴＞烯烴＞單烷基側鏈的單環(huán)芳烴＞環(huán)烷烴＞烷烴其反應速度快慢次序：烯烴＞大分子單烷基側鏈的單環(huán)芳烴＞異構烷烴和環(huán)烷烴＞小分子單烷基側鏈的單環(huán)芳烴＞正構烷烴＞稠環(huán)芳烴催化裂化的化學反應類型⑴裂化反應催化裂化反應以裂化反應為主。裂化反應是C-C鍵的斷裂，同類烴分子越大，反應速度越快。烷烴主要發(fā)生裂化反應，大分子烷烴裂化成小分子烷烴和烯烴。nC16H34--→nC8H16+nC8H18烯烴的裂化反應是大分子烯烴裂化成兩個小分子烯烴。烯烴的裂化反應速度比烷烴快得多，大分子烯烴的裂化速度比小分子快，異構烯烴的裂化速度比正構烯烴快。nC16H32--→2nC8H16環(huán)烷烴發(fā)生裂化反應時既可以斷裂側鏈，又可以開環(huán)裂化生成烯烴，烯烴再繼續(xù)進行化學反應。烷基芳烴可以脫烷基裂化成芳烴和烯烴，其烷基側鏈也可以斷裂裂化成帶烯烴側鏈的芳烴和烷烴。環(huán)烷烴-芳烴裂化時，環(huán)烷烴可以開環(huán)斷裂或從環(huán)烷烴和芳烴連接處斷裂。⑵異構化反應烯烴的異構化反應有兩種，一種是分子骨架結構的改變，正構烯烴變成異構烯烴；另一種是分子中的雙鍵向中間位置轉移。帶側鏈的五元環(huán)烷烴可以通過異構化反應生成六元環(huán)烷烴。⑶氫轉移反應氫轉移反應是催化裂化特有反應，反應速度快。其主要反應發(fā)生在有烯烴參與的反應，生成富氫的烷烴和貧氫的烴類。烯烴與環(huán)烷烴反應生成烷烴和芳烴。3CnH2n+CmH2m--→3CnH2n+2+CmH2m-6烯烴之間反應生成烷烴和芳烴。4CnH2n--→3CnH2n+2+CnH2n-6烯烴與生焦前生物反應生成烷烴和焦炭。流態(tài)化的基本原理流態(tài)化是一種使微粒固體通過與氣體或液體接觸而轉變成類似流體狀態(tài)的操作。借助于固體流態(tài)化完成某種過程的技術，稱之為流態(tài)化技術。在催化裂化裝置中，主要是微粒固體（催化裂化催化劑顆粒）與氣體（工業(yè)風或蒸汽）接觸并轉變?yōu)轭愃屏黧w狀態(tài)的情況，我們稱之為氣——固流態(tài)化。氣——固流態(tài)化是流化催化裂化工藝中的核心技術之一。隨著催化裂化技術的發(fā)展，流態(tài)化的應用技術也在不斷更新，它對于解決催化劑循環(huán)輸送、跑損以及推動催化劑制造技術的進步等起到了非常重要的作用。⑴流化床的形成及特性在一個圓筒形容器底部設置一塊分布板，將催化劑顆粒堆放在分布板上，形成一層固體層，稱之為床層；如果將有一定流速的氣體引入到分布板下，并通過分布板的分配使流體均勻地通過床層，這時床層就發(fā)生變化，而隨著流體流速的不同，將會出現(xiàn)不同的流化狀態(tài)。固定床：當氣體速度很低時，流體從床層顆粒間的間隙通過，床層內固體顆粒相對位置不發(fā)生變化，床層高度不發(fā)生變化，這種床稱之為固定床。催化裂化裝置的催化劑儲罐內就是這種狀態(tài)。膨脹床：當流體速度緩慢增大，顆粒開始松動，顆粒間的空隙增大，床層略有膨脹，但并沒有流化，顆粒間仍保持接觸，此時稱之為膨脹床。當氣體速度增加到一定程度，顆粒懸浮在流體中，床層內顆粒固體開始往各個方向運動，此時床層處于流化狀態(tài)。在這個階段，當流體線速再增加時，床層高度增加，空隙率增大，但床層總壓降不變，約等于單位面積床層的重量，我們把處于這一狀態(tài)的床層成為流化床。散式流化床：固體顆粒脫離接觸，但顆粒均勻分布，顆粒間充滿流體，無顆粒與流體的聚集狀態(tài)。在催化裂化裝置上幾乎看不到散式流化床，典型的散式流化床為液固系統(tǒng)。鼓泡床：隨著氣體線速度進一步增大，流化介質出現(xiàn)聚集相——氣泡。氣泡以一定速度上升并不斷聚集小氣泡而形成大氣泡，當上升到流化界面時會發(fā)生破裂，氣泡破裂時產生的有效氣速把部分催化劑帶到床層截面上部的稀相空間，從而出現(xiàn)床層界面以下的密相床和以上的稀相床。老Ⅳ型催化裂化裝置的再生器和反應器基本上屬于鼓泡床。騰涌床：當床徑較小時，氣泡直徑達到與床直徑相等時出現(xiàn)氣柱，而氣柱與氣柱之間的固體顆粒呈固定床流動，這種床型叫騰涌床或節(jié)涌床。流化催化裂化裝置床徑一般很大，一般不會出現(xiàn)騰涌床。湍流床：湍流床時一種特殊的床型，它介于鼓泡床和快速床之間，當鼓泡床進一步提高流化介質的表觀氣速，由于氣泡的不穩(wěn)定性而使氣泡分裂產生更多小氣泡，床層內循環(huán)加劇，氣泡分布較前更為均勻，床層由氣泡引起的壓力波動減小，表面夾帶顆粒量大增，使床截面模糊不清，但床層密度與固體循環(huán)量無關。催化裂化流化床再生器屬于此種類型?？焖俅玻簹馑僭僭黾訒r，使密相床層要靠固體循環(huán)量來維持，當無固體循環(huán)量時，密相床層固體就會被氣體全部帶出。氣體夾帶固體達到飽和量，此時達到快速床。在快速床階段，密相床層的密度與固體循環(huán)量有密切關系?？焖俅驳奶攸c時稀密相界面消失，床層密度存在上稀下濃狀態(tài)，隨著催化劑循環(huán)量的增加床層密度不斷增大，這時床層雖然呈密相，但其狀態(tài)卻與鼓泡床、湍流床有很大差別。在快速床中，不連續(xù)的氣泡相轉化為連續(xù)的氣相，而連續(xù)的乳化相逐漸變?yōu)榻M合松散的顆粒群，類似絮狀，時聚時散，因此氣固接觸良好，傳遞速度快，氣固返混小，設備利用率高。催化裂化裝置中的燒焦罐操作屬于快速床。輸送床：當氣速增大到靠提高循環(huán)量也無法維持床層，已達到氣力輸送狀態(tài)稱為輸送床。催化裂化裝置提升管反應器就屬于輸送床。⑵氣固輸送氣——固輸送是指氣體和固體顆粒在管道中按照工藝要求的方向穩(wěn)定流動，不出現(xiàn)倒流和堵塞現(xiàn)象。在輸送過程中希望氣固接觸均勻、固體顆粒磨損小、設備腐蝕輕、操作平穩(wěn)、輸送效率高、容易控制等。在催化裂化裝置中這是一項關鍵技術。稀相輸送：當流化介質速度較大時，固體顆粒開始帶出。隨著流化介質速度增大，顆粒夾帶增多。隨著流化介質速度增大，顆粒夾帶增多。這時空隙率增大，壓降減小，固體顆粒在流體中形成懸浮狀態(tài)的稀相，并與流體從流化床中一起夾帶出去，這個階段就叫氣流輸送階段，也稱之為稀相輸送。密相輸送：顆粒在少數(shù)氣體松動的流化狀態(tài)下進行“集體運動”，并不靠氣體使它加速，固體的移動是靠壓差來推動的。汽油脫硫醇部分汽油脫硫醇裝置為300×104t/a重油催化裝置的配套裝置，該裝置的主要任務是對汽油進行脫硫化氫及脫硫醇處理，保證銅片腐蝕不大于1級，博士試驗通過。汽油脫硫醇部分采用無堿固定床脫硫醇（II）工藝，采用預堿洗的方法除去汽油中溶解的微量硫化氫，在脫硫醇反應器中，通過催化劑以及催化助劑的作用，把硫醇氧化成二硫化物，達到脫臭的目的。其反應機理是陰離子－自由基反應機理，油品中的硫醇首先解離成硫醇陰離子RS-，同時，分子氧與催化劑形成不穩(wěn)定的活性絡合物[X]。活性絡合物[X]與硫醇陰離子RS-完成單電子轉移反應生成硫醇自由基RS·。兩個硫醇自由基很快結合為穩(wěn)定的二硫化物RSSR。其化學反應歷程如下：RSH+OH-RS-+H2O催化劑+1/2O2--→[X]RS-+[X]--→RS?+催化劑+1/2O22-RS?+RS?--→RSSRO22-+H2O--→2OH-+1/2O2工藝流程說明催化裂化部分反應-再生系統(tǒng)裝置所用原料為減壓蠟油、渣油，分別由泵（P－201/1、2、P－201/3、4）由系統(tǒng)罐抽入裝置，經裝置原料靜態(tài)混合器（？）后進入到原料油緩沖罐（D－202），然后用提升管進料泵（P－201/5、6）抽出，與油漿換熱（E－201/1～4）后進入到提升管底部。原料油與霧化蒸汽在原料噴嘴混合后，經過進料噴嘴（8組）噴出與第二再生器來的高溫再生催化劑接觸并立即汽化，裂化成輕質產品（干氣、液態(tài)烴、汽油、輕柴油）并生成油漿及焦炭，專門設計的原料注入系統(tǒng)保證了原料油轉化成輕質油的最高轉化率，最大程度的減少焦炭的生成。原料汽化熱和反應熱由高溫催化劑提供，即提升管出口溫度由再生滑閥開度來控制。為使待生催化劑和再生催化劑上含炭量的差值控制在1～1.2（重）％左右，則要求催化劑對進料油的比值保持在8左右，因此必須調整一再、二再燒焦分配，原料預熱溫度及提升管出口溫度。提升管反應器進料與來自再生器的再生催化劑（≤710℃）接觸，立即汽化反應，反應產生油氣攜帶催化劑通過提升管出口旋流式快速分離器，快分外部設有封閉罩，經過旋流快分的帶有少量催化劑的油氣經封閉罩上部的升氣管直接進入頂旋風分離器進一步分離，分離出來的油氣去分餾塔（？），回收下來的小部分催化劑經料腿和翼閥落入沉降器后再流入汽提段。在汽提段底部、中部和上部送入蒸汽，使沉積有焦炭并吸附一定量油氣的催化劑與蒸汽逆流接觸，除去催化劑所吸附和夾帶的油氣。然后進入第一再生器密相床分布器，待生滑閥可調節(jié)汽提段料位。第一段再生是在比較緩和的條件下操作，部分燃燒，在床層中燒掉焦炭中的部分炭和絕大部分氫，燒炭的多少可視進料輕、重不同而異，碳的燃燒量和再生器溫度由進一段再生器的風量控制，以便獲得靈活的操作條件，燒焦用的空氣分別由過剩氧較高的二再煙氣和一再主風、增壓風提供。從第一再生器中出來的半再生催化劑，經半再生立管，半再生滑閥進入第二再生器下部，并均勻分布。催化劑上剩余的碳用過量的氧全部生成CO2，由于在一段再生器中燒掉絕大部分氫，從而降低了二段再生器中水蒸氣分壓，使二段再生器可以在更高的溫度下操作，而不會造成催化劑水熱失活，二再煙氣由頂部進入第一再生器。來自再生器的含CO且具有較高壓力的高溫煙氣在煙道中與部分主風混合燃燒將溫度提高后，進入后部的煙氣能量回收部分。第二再生器除空氣環(huán)和再生催化劑溢流管外，基本上無任何內部構件，結構比較簡單。熱的再生催化劑從第二段再生器流出進入再生斜管，經再生滑閥進入提升管底部，實現(xiàn)催化劑的連續(xù)循環(huán)。為維護兩器熱平衡，增加操作靈活性，在第一再生器旁設置可調熱量的外取熱器2臺，由第一再生器床層引出高溫催化劑流入外取熱器（C－104/1、2）后，自上而下流動，取熱管浸沒于流化床內，取熱器通入流化空氣，以維持良好的流化，造成流化床催化劑對取熱管的良好傳熱，經換熱后催化劑降溫，通過外取熱器下斜管及下滑閥進入到第二再生器密相床。外取熱器用的脫氧水自煙氣鍋爐來，進入汽包（D－118/1、2），與外取熱器換熱出來的汽－水混合物混合，傳熱并進行汽、液分離后產生的6.4MPa（絕）飽和蒸汽送至煙氣鍋爐過熱。汽包里的飽和水由循環(huán)熱水泵（P－103/1～4）抽出，形成強制循環(huán)，進入外取熱器取熱管。第一再生器及第二再生器的操作壓力由三旋后的煙氣雙動滑閥或煙機入口蝶閥來控制。汽提段催化劑料位由待生催化劑滑閥用來控制，要求保持一定的汽提段料位以保證良好的汽提效果，同時也要防止汽提段料位過高，而使催化劑從料腿中重新被攜帶。第一再生器床層料位由半再生滑閥來控制，一再床層料位應維持在使待生催化劑分布器浸沒在床層中，使一再旋風分離器料腿內有合適的料封。第二再生器料位沒有專門的控制滑閥，可通過控制沉降器和第一再生器料位穩(wěn)定來控制二再料位，二再料位應嚴格控制在控制指標內。提升管出口溫度通過再生滑閥的開度來控制。第一再生器溫度由調節(jié)一再大、小環(huán)分布環(huán)的風量來控制。第二再生器溫度可通過調節(jié)外取熱器下滑閥開度或調節(jié)外取熱器流化風量來調整兩臺外取熱器的取熱量，使通過外取熱器進入二再的半再生催化劑流量或溫度發(fā)生變化，從而控制了二再溫度。開工用新鮮催化劑及平衡催化劑由汽車從催化劑廠倉庫運至裝置內，并用壓縮空氣送入新鮮催化劑儲罐（？）和平衡催化劑儲罐（？），再用壓縮風輸送至第二再生器，正常補充催化劑用小型加料器（？），用凈化風送到第二再生器。為保持催化劑比表面和重金屬含量不超過允許值，需從第二再生器定期卸出催化劑至催化劑罐。廢催化劑儲罐考慮催化劑卸除裝運設施。由反應沉降器出來的反應油氣經過大油氣管線進入分餾塔（C－201）。熱工系統(tǒng)催化一再、二再反應后產生大量的高溫煙氣，首先進入煙氣輪機做功回收能量，然后排入余熱鍋爐。煙機排出的煙氣溫度約490℃，因其中仍含有約4.9％的CO，因此設置兩臺燃燒式CO余熱鍋爐，首先將煙氣中的CO燒掉，然后與汽、水進行換熱，既充分利用了煙氣余熱，同時使煙氣的排放滿足環(huán)保要求。鍋爐產生次高壓蒸汽，蒸汽參數(shù)為6.4MPa、425℃。除自產部分蒸汽外，鍋爐還預熱裝置外取熱器和油漿蒸汽發(fā)生器的供水和過熱外取熱器、油漿蒸汽發(fā)生器產生的飽和蒸汽。鍋爐產生的次高壓過熱蒸汽供裝置壓縮機和煙機的汽輪機使用。次高壓外來飽和蒸汽線和次高壓過熱蒸汽線之間設有一條跨線，當兩臺余熱鍋爐中有一臺需切除檢修時或由于鍋爐積灰嚴重造成余熱鍋爐過熱程度較低時，投用該條跨線，保證裝置在一臺余熱鍋爐檢修的情況下能夠正常生產。余熱鍋爐和裝置油漿蒸汽發(fā)生器、外取熱器使用二級除鹽水。除鹽水首先進入設在裝置內的除氧器進行除氧，為防止鍋爐省煤器發(fā)生露點腐蝕，選用高壓式除氧器。高壓式除氧器設有兩臺，為保證兩臺除氧器液位平穩(wěn)，在兩臺除氧器之間增加了壓力平衡線．除氧后的水經過鍋爐給水泵先進入余熱鍋爐給水預熱器（管程）,再送入余熱鍋爐低溫省煤器，經加熱后分兩路:一路進入余熱鍋爐給水預熱器,以提高低溫省煤器入口水溫(～150℃),鍋爐給水水溫提高后進入省煤器管束,管束壁溫得到提高,對防止省煤器發(fā)生露點腐蝕有利;一路進入余熱鍋爐鼓風機出口空氣預熱器,以提高鍋爐配風溫度(～170℃),鍋爐配風溫度提高后,改善了煙氣在爐膛內的燃燒狀況,燃燒更穩(wěn)定.換完熱后兩路水（～169℃）一并進入余熱鍋爐高溫省煤器,經加熱后（～240℃）分別送入余熱鍋爐汽包、油漿蒸汽發(fā)生器和外取熱器換熱產生飽和蒸汽，其中油漿蒸汽發(fā)生器和外取熱器產生的飽和蒸汽再送回余熱鍋爐過熱，過熱蒸汽供裝置使用。氣分裝置產有清潔凝結水，在余熱鍋爐區(qū)設有凝結水采樣器，當凝結水品質滿足鍋爐給水要求，則將凝結水接入除氧器，如不滿足要求，則由氣分裝置送入凝結水回收系統(tǒng)。鍋爐的排污分連續(xù)排污和定期排污兩種，連續(xù)排污經過連續(xù)排污擴容器和定期排污擴容器二次擴容后排入排污降溫池。在連續(xù)排污擴容器擴容閃蒸出的二次蒸汽接入除氧器利用。定期排污經定期排污擴容器擴容后排入污水降溫池。排污水在排污降溫池與新鮮水混合降溫后排入全廠排水管網。余熱鍋爐、油漿蒸汽發(fā)生器和外取熱器設有加藥系統(tǒng)，由7臺往復式加藥泵和4臺溶藥箱組成，6開1備，根據(jù)每臺汽包的需要，分別進行加藥。余熱鍋爐設煙囪1座，高120米，上口內徑4800mm，排放余熱鍋爐經煙氣脫硫系統(tǒng)脫硫后的煙氣。當余熱鍋爐不運行時高溫煙氣通過旁路煙道經煙氣脫硫系統(tǒng)脫硫后由煙囪排放。正常情況下，余熱鍋爐產生的次高壓蒸汽全部供裝置內的氣壓機和四機組汽輪機使用，不需外送，但當任何一臺機組出現(xiàn)問題時則有部分蒸汽需外送。因此，余熱鍋爐系統(tǒng)設有2臺減溫減壓閥。一臺為減溫減壓閥（E－903），將蒸汽由6.4MPa、425℃減溫減壓為1.0MPa、250℃，最大能力為150t/h。另一臺為減壓調節(jié)閥門（PV－3502），將蒸汽由6.4MPa、425℃減壓為3.82MPa（此時蒸汽溫度約為410℃），最大能力為160t/h。這兩臺閥門的調節(jié)參數(shù)均取自裝置內次高壓蒸汽線上，以保證裝置內次高壓蒸汽參數(shù)穩(wěn)定。操作中當任何一臺機組出現(xiàn)問題需外送蒸汽時，減溫減壓閥首先開啟，當減溫減壓能力不夠時，減壓調節(jié)閥開啟。分餾系統(tǒng)分餾塔（C－201）共32層塔盤，塔底部裝有10層人字擋板。來自沉降器的高溫油氣進入分餾塔人字擋板底部，與人字擋板頂部返回的循環(huán)油漿逆流接觸，油氣自下而上被冷卻洗滌。油氣經分餾后得到氣體、粗汽油、輕柴油、回煉油及油漿。為提供足夠的內部回流和使塔的負荷分配均勻，分餾塔設四個循環(huán)回流。分餾塔頂油氣自分餾塔頂餾出，送至E－202/1～6，用換熱水冷卻后，進入空氣冷卻器（A－201/1～28）冷卻后進入油氣分離器（D－201）分離。為利用低溫位熱，利用分餾塔頂油氣換熱水換熱器（E－202/1～6）將換熱水升溫。D－201中未凝氣進入富氣壓縮機。冷凝的粗汽油分為兩部分，一部分用泵（P－202/1、2）加壓后送往吸收穩(wěn)定部分的吸收塔頂部，另一部分用泵（P－218/1、2）加壓后送回分餾塔頂作為冷回流。分出的酸性水去兩酸裝置進行處理。輕柴油和重柴油分別由C－201第20層和17層塔盤自流入輕柴油汽提塔（C－202/1、2）,用水蒸氣汽提后，由泵P－204/1～3抽出，送至E－204/1～4與換熱水換熱再經E－214/1、2與除鹽水換熱，然后經空冷器（A－203/1～4），冷卻后作為產品送出裝置。貧吸收油從C－201第20層或第17層由貧吸收油泵（P－205/1、2）抽出，首先進入脫吸塔底重沸器（E－301/2）做熱源，然后再與富吸收油換熱（E－205/1、2），之后進貧吸收油空冷器（A－204/1、2），冷卻后作為再吸收劑送到再吸收塔。富吸收油與貧吸收油經E－205/1、2換熱后返回分餾塔第22層塔盤。油漿自分餾塔底部由油漿泵（P－208/1、2）抽出，其中一部分作為油漿循環(huán)，另一部分作為油漿產品經冷卻器（E－209）冷卻后出裝置。分餾塔建立的四個循環(huán)回流，分別為頂循環(huán)回流，一中段回流，二中段回流和塔底油漿回流。頂循環(huán)回流用頂循環(huán)回流泵（P－203/1、2）由分餾塔第29層抽出，首先進E－203/1～4與換熱水換熱，最后進A－202/1～6冷卻返回分餾塔第32層塔盤。頂循環(huán)回流在E－203/1～4的出口線上有一根管線與柴油出裝置管線相連。一中段回流由泵P－206/1、2從分餾塔第13層塔盤抽出，先做脫吸塔底重沸器（E－301/1）熱源，然后與換熱水（E－206/1、2）換熱溫度后返回分餾塔第16層塔盤。開工時可由水箱冷卻器（E－208）將一中回流冷卻后再返回分餾塔第16層塔盤。在一中段流量控制閥處碰一根烏蘭油線，是從重化物泵(P217)出口接一根專線碰一中段回流線。二中回流從分餾塔第3層塔盤上自流至回煉油罐（D－203），然后用回煉油泵（P－207/1、2）抽出，分為三部分。第一部分作為內回流，返回分餾塔第2層塔盤上?；責捰拖路邓芫€與原料事故返分餾塔管線有一根跨線；第二部分作為二中回流，作穩(wěn)定塔底重沸器（E－304/1、2）熱源，返回分餾塔第5層塔盤；第三部分作為回煉油送入提升管。循環(huán)油漿由油漿泵（P－208/1、2）從分餾塔底抽出，部分油漿直接返回提升管回煉，其余的油漿先進油漿蒸汽發(fā)生器（ER－201/1～4），發(fā)生6.4MPa飽和蒸汽，然后分為兩股，一股進原料─油漿換熱器（E－201/1～4）與原料換熱，另一股進油漿─換熱水換熱器（E－207/1、2）。兩股油漿合并后分為三部分，一部分返回人字擋板上部，另一部分返回人字板下部，還有一部分作為產品經冷卻后送出裝置。油漿出裝置流程分為油漿正常外甩和油漿緊急外甩兩部分，裝置正常運行時外甩油漿經正常外甩線經過油漿正常外甩冷卻水箱冷卻后，經油漿正常外甩出裝置控制閥后走油漿正常外甩跨油漿緊急外甩線，進入油漿緊急外甩管線經油漿緊急外甩水箱冷卻后出裝置。渣油加氫裝置建成之后，與催化裂化裝置組成聯(lián)合裝置，采用渣油加氫和催化裂化組合工藝，即催化裂化循環(huán)油由泵P－216/1、2自分餾塔第7層塔盤抽出，送入渣油加氫裝置，與渣油加氫裝置的進料混合，以降低渣油的粘度。渣油加氫裝置處理尾油作為催化裂化裝置進料的一部分進入催化裂化裝置進行加工。本裝置根據(jù)生產和節(jié)能的需要，設置換熱水系統(tǒng)（與氣體分餾裝置熱聯(lián)合）。換熱水從換熱水罐（D－208）經泵P－212/1、2抽出，與分餾塔頂油氣、頂循環(huán)回流、一中回流、輕柴油、穩(wěn)定汽油、油漿換熱至135℃作為氣分的熱源，然后與除鹽水（E－213/1、2）換熱返回D－208，循環(huán)使用。吸收穩(wěn)定系統(tǒng)從分餾部分（D－201）出來的富氣被壓縮機升壓。壓縮氣體與脫吸塔頂?shù)臍怏w混合后經空冷器（A－301/1、2）冷卻后，再與吸收塔底油以及由氣壓機級間凝液泵從氣壓機一級出口氣液分離罐抽出的凝縮油混合，用空冷器（A－301/3～7）冷凝冷卻，進入氣壓機出口油氣分離器（D－301），分離出富氣和凝縮油；為了防止設備腐蝕，在A－301/1、2前和A－301/3～7前注入凈化水洗滌。洗滌水從D－301排出至分餾塔頂二次注水洗滌，再進入D－206，脫除水中溶解的輕烴。從D－301來的富氣進入吸收塔下部，從分餾部分（D－201）來的粗汽油，以及補充吸收劑分別由吸收塔（C－301）第36層和41層塔盤打入，與氣體逆流接觸。為取走吸收過程放出的熱量，在吸收塔中部設有四個中段回流，分別從第32層、第25層、第18層、第11層用泵（P－302/1～4）抽出，經水冷器（E－306/1～8）冷卻，然后返回塔的第31層、第24層、第17層、第10層塔盤，吸收塔底的飽和吸收油進入A－301/3～7前與壓縮富氣混合。從吸收塔頂出來的貧氣進入再吸收塔（C－303）底部，與作為吸收劑的貧吸收油逆流接觸，以吸收貧氣中攜帶的汽油組分；從再吸收塔頂排出的干氣送出裝置，塔底富吸收油經換熱后返回分餾塔。自D－301出來的凝縮油經泵（P－301/1、2）加壓后，與穩(wěn)定汽油換熱（E－302/1、2），進入解析塔（C－302）上部，塔底溫度為135～145℃，塔頂壓力1.6～1.65MPa（絕），脫吸塔底重沸器由分餾塔－中回流及貧吸收油供熱；脫吸塔頂氣體至A－301/1、2前與壓縮富氣混合。而解析塔（C－302）塔底的脫乙烷汽油與穩(wěn)定汽油換熱（E－303/1、2）進入穩(wěn)定塔（C－304）。塔底重沸器由分餾二中回流供熱。C4及C4以下的輕組分從穩(wěn)定塔（C－304）頂餾出，經空冷器（A－302/1～20）冷凝冷卻，進入回流罐（D－302），液態(tài)烴用泵（P－305/1、2）加壓，一部分作為塔頂回流，另一部分作為產品，送出裝置進一步精制，塔底的穩(wěn)定汽油分別與脫乙烷汽油、換熱水及凝縮油換熱后，再用空冷器（A－303/1～10）冷卻；一部分作為產品送至汽油脫硫醇裝置，另一部分用泵（P－304/1、2）打入吸收塔（C－301）頂作為補充吸收劑。必要時可將部分汽油送至提升管反應器MGD噴嘴進行回煉（MGD工藝）。汽油脫硫醇部分從300萬噸/年重油催化裂化裝置來的穩(wěn)定汽油首先進入汽油預堿洗混合器（M－601）與堿液混合后進入汽油預堿洗罐（D－601）進行沉降分離，除去汽油中硫化氫和少量硫醇。從預堿洗罐（D－601）頂出來的汽油分三路分別與活化劑在汽油活化劑混合器（M－602/1、2、3）混合，由汽油活化劑混合器出來的汽油再與非凈化風在汽油風混合器（M－603/1、2、3）混合，最后進入汽油脫硫醇反應器（R－601/1、2、3）頂部、自上而下通過反應器催化劑床層，硫醇被氧化成二硫化物，從三個反應器底部出來的汽油匯合在一起通過壓控閥進入汽油氣液分離罐（D－603）分離出過剩的空氣。精制后的汽油通過汽油泵（P－601/1、2）升壓后再與防膠劑在防膠劑混合器（M－604）混合，然后出裝置。汽油預堿洗所用的10～15％濃度NaOH溶液，是由系統(tǒng)送來的18％NaOH溶液進行配置的。18％NaOH進入堿液罐（D－605），除鹽水也由系統(tǒng)送入堿液罐（D－605），通過調節(jié)加入除鹽水量的變化，在堿液罐（D－605）內配置成所需要濃度的NaOH溶液。該溶液由新鮮堿液泵（P－603）按需要間斷送至汽油預堿洗罐。通過將預堿洗罐（D－601）內部分堿液退至堿渣罐（D－606），再從堿液罐（D－605）補充部分新鮮堿來保持堿洗罐（D－601）內循環(huán)堿液的堿濃度；從脫硫醇反應器（R－601/1、2、3）底部靜止脫出的堿渣由反應器脫堿罐（D－602/1、2、3）脫至堿渣罐（D－606）。堿渣罐（D－606）中的堿渣通過堿渣泵（P－605）送至裝置界區(qū)堿渣裝車點。將液體活化劑儲存至活化劑儲罐（D－604），通過活化劑泵（P－602/1、2）在汽油活化劑混合器（M－602/1、2、3）與汽油混合后進入汽油脫硫醇反應器（R－601/1、2、3）；將高效液體抗氧劑儲存至防膠劑儲罐（D－607），根據(jù)加注要求用精制汽油調配后，用防膠劑泵（P－606/1、2）送至防膠劑混合器（M－604）與精制汽油混合后送出裝置。公用工程部分1.0MPa蒸汽系統(tǒng)：在正常生產時，裝置用1.0MPa蒸汽全來自裝置自產蒸汽。裝置余熱鍋爐所出6.4Mpa蒸汽經汽輪機（包括氣壓機組、四機組共兩臺）做工后，降壓至1.0MPa，部分供裝置反再系統(tǒng)、分餾系統(tǒng)、吸收穩(wěn)定系統(tǒng)和機組等各點用汽，同時供給汽油脫硫醇系統(tǒng)以及氣分裝置用汽，其余部分蒸汽外輸1.0MPa蒸汽管網。在裝置非正常生產或開停工期間，裝置所用1.0MPa蒸汽都來自1.0MPa管網，由動力廠供給。補充6.4MPa次高壓蒸汽系統(tǒng)：凈化風、非凈化風系統(tǒng)：0.7MPa凈化風進入裝置后分別進入儀表壓縮風罐（D－106）、工藝凈化風罐（D－105）和壓縮風罐（D－104）。儀表凈化風從D-106罐頂出來后，除供給催化裝置各系統(tǒng)、汽油脫硫醇系統(tǒng)以及氣分裝置儀表用風外，還有一路進入余熱鍋爐凈化風罐（D－907），供聲波吹灰器用風、煙氣蝶閥吹掃用風、余熱鍋爐爐膛看窗吹掃用風。工藝凈化風從（D－105）罐頂出來后，一路供給半再生滑閥吹掃用風、外取熱器下滑閥吹掃用風、反應器儀表反吹輸送用風、再生器儀表反吹輸送用風。另一路進氣壓機蝶閥用風罐供氣壓機風動蝶閥用風，還有一路供給催化劑小型加料流化風總管、煙氣輪機入口閘閥用風、雙動滑閥吹掃用風、水封罐前蝶閥吹掃用風。壓縮風從（D－104）罐頂出來后，主要供給反再系統(tǒng)松動用風、自動加料器用風、催化劑罐松動沖壓用風、輔助燃燒室用風、再生器燃燒油用風、催化劑加卸料輸送用風和工藝管線吹掃用風以及再生器催化劑采樣口吹掃用風、各區(qū)域服務點用風。除鹽水系統(tǒng)除鹽水進入裝置后分為三路：一路進入裝置除鹽水罐（D－307/1.2）,除鹽水罐水位控制90％左右，除鹽水用P-214加壓后，分別與裝置分餾工段柴油、換熱水換熱后，進入余熱鍋爐除氧器進行除氧，除氧后供鍋爐產汽用；另一路去汽油脫硫醇裝置，用作該裝置堿液罐（D－605）配堿用水和吸收穩(wěn)定系統(tǒng)表面蒸發(fā)空冷（A－301/3～7）冷卻水；還有一路去裝置水洗水緩沖罐（D－207）。軟化水系統(tǒng)軟化水由裝置西側界區(qū)進入裝置后，一路去40萬噸/年氣體分餾裝置，另一路去300萬噸/年重油催化裂化裝置軟化水罐（D－209），軟化水泵（P－213）從D－209抽出軟化水后，供給300萬噸/年重油催化裂化裝置干濕聯(lián)合空冷（A201、A204、A302、A303）換熱使用，使用后的軟化水經返回線流入軟化水罐（D－209）循環(huán)使用。在軟化水進40萬噸/年氣體分餾裝置支線后軟化水線與除鹽水線有跨線和閥門。循環(huán)水系統(tǒng)循環(huán)水分為循環(huán)冷水和循環(huán)熱水，循環(huán)冷水主要是動力廠第四循環(huán)水場供應，循環(huán)冷水從裝置東側界區(qū)進入裝置后，一路去55萬噸/年液態(tài)烴脫硫裝置和2萬噸/年干氣脫硫裝置，一路去40萬噸/年氣體分餾裝置，一路去300萬噸/年重油催化裂化裝置，循環(huán)冷水進入催化裝置主要供給反再系統(tǒng)、分餾系統(tǒng)、吸收系統(tǒng)、熱工系統(tǒng)、氣壓機組和主風機組系統(tǒng)用水，循環(huán)冷水經過催化裝置各個系統(tǒng)使用和換熱后變成循環(huán)熱水，經循環(huán)熱水線由裝置東側出裝置返回動力廠第四循環(huán)水場。循環(huán)冷水進入反再系統(tǒng)用于滑閥冷卻水使用；進入分餾系統(tǒng)用于換熱水冷卻器(E－212)、封油冷卻器（E－211）、正常、緊急外甩油漿冷卻水箱（E－208、E－209、E－210）、采樣冷卻器(SC－201～205，207)、機泵冷卻水使用；進入吸收穩(wěn)定系統(tǒng)用于吸收塔中段回流換熱器（E－306）；進入熱工系統(tǒng)用于鍋爐防爆門用水、鍋爐煙氣入口水封罐用水；進入氣壓機組用于油冷卻器、級間冷卻器、汽封冷凝器使用；進入主風機組用于煙機底座、主機組動力油站冷油器、主機組潤滑油站冷油器、主機組電機冷卻用水、煙機入口電液蝶閥、煙機入口電液蝶閥控制柜油箱、增壓機組冷油器、汽輪機冷卻水、備機組潤滑油站冷油器、備機組動力油站冷油器、備機組電機冷卻水使用。新鮮水系統(tǒng)新鮮水由動力廠供應使用，新鮮水由裝置西側界區(qū)進入裝置后，主要供給催化裝置各個服務點、熱工系統(tǒng)用水、水封罐用水。熱工系統(tǒng)主要用于排污降溫池冷卻用水；水封罐用水主要用于煙機出口水封罐（D－117）上水和煙氣旁路水封罐（D－116）上水使用。氮氣系統(tǒng)氮氣進入裝置后分為三路：一路去氣分裝置，主要用作機泵密封氣體和氣分裝置開、停工吹掃氣體；一路去裝置富氣壓縮機．用作富氣壓縮機機封密封氣體；一路去裝置換熱水罐，作密封氣體。凝結水系統(tǒng)裝置各區(qū)域（除鍋爐區(qū)域）的蒸汽線排凝、1.0MPa蒸汽線排凝、3.8MPa蒸汽現(xiàn)排凝、消防蒸汽線排凝、儀表伴熱線排凝全部進入裝置凝結水線送出裝置，該凝結水線與氣分區(qū)域清潔凝結水設有跨線閥門。燃料氣系統(tǒng)燃料氣由煉廠燃料氣管網送進裝置后經過流量計后進入燃料氣分液罐（D－204），從燃料氣分液罐（D－204）頂出來后一路去余熱鍋爐做燃料氣，一路反應沉降器做儀表反吹，另一路去污油罐（D－305）做沖壓介質；裝置內干氣也可通過干氣閥組進燃料氣分液罐（D－204）做余熱鍋爐做燃料氣。換熱水系統(tǒng)換熱水系統(tǒng)主要由換熱水罐（D-208）、換熱水泵（P-212）、換熱器、蒸汽加熱器（E-513）、板框冷卻器（E-212）以及各種儀表構成。換熱水從D-208用P-212加壓后，分別與分餾塔塔頂油氣、輕柴油、穩(wěn)定汽油、分餾一中、頂循以及油漿換熱后，為了保證氣分裝置用水條件，設置了蒸汽加熱器（E-513），用1.0MPa蒸汽加熱換熱水供水。經氣分取熱后，如果換熱水回水溫度較高，可通過板框冷卻器（E-212/1～8）將回水冷卻，然后再送入換熱水罐D-208，形成循環(huán)。在上述流程描述中補充完善設備名稱和設備編號裝置歷年工藝流程變動說明反應再生系統(tǒng)工藝流程變動⑴氣分C5線接至提升管反應器：為解決40萬噸/年氣體分餾裝置C5后路問題，因此在2004年6月裝置大檢修期間在C5出裝置控制法后至反應提升管MGD汽油下噴嘴控制閥前接了一條跨線，將氣分裝置C5直接送至提升管反應器。從而解決了C5的后路問題。（實線部分為新接流程）⑵增加空氣爐丙烷氣蒸汽加熱套管的給汽：原有空氣爐丙烷氣蒸汽加熱套管的給汽線為從蘭港公司接的臨時給汽線，2004年6月裝置大檢修期間從再生部分總用汽末端和二再主風事故汽排凝閥接正式給汽線至空氣爐丙烷氣蒸汽加熱套管。⑶回煉油至油漿噴嘴跨線：為靈活控制提升管中段溫度，調整回煉油進提升管噴嘴的位置，在2004年6月裝置大檢修期間從回煉油泵（P－207/1）出口接一條跨線至油漿泵（P－208/1）出口油漿回煉至提升管線。（實線部分為新接流程）⑷急冷水和急冷油跨線：為靈活調整極冷介質在提升管反應器的注入位置，在2004年6月裝置大檢修期間從急冷水控制閥后接一條跨線至急冷油控制閥后。使的急冷水在提升管反應器的注入位置能夠根據(jù)操作情況靈活調整。（實線部分為新接流程）⑸燃燒油霧化汽總線等根部加切斷閥：由于防凍的需要，在2004年6月裝置大檢修期間在一、二再燃燒油霧化蒸汽總線，再生器服務點蒸汽總線，煙道降溫汽總線根部處加切斷閥。⑹空氣爐（F－101）燃料油線去除：在開工過程中發(fā)現(xiàn)使用丙烷燃料空氣爐溫度控制穩(wěn)定，并且反再系統(tǒng)開工過程中使用丙烷燃燒來加熱空氣已能滿足工藝需要，因此在2004年6月裝置大檢修期間將空氣爐（F－101）燃料油線及其霧化蒸汽線一并去除。⑺沉降器、一再卸劑線去除：2004年6月裝置停工卸劑時發(fā)現(xiàn)沉降器卸劑線根本無法卸出催化劑，一再卸劑線在日常生產中也不使用，同時由于反吹風在卸劑線入口處與高溫催化劑形成一個流動的床層，容易造成卸劑線入口處磨損破裂，因此在2004年6月裝置大檢修期間將沉降器卸劑線（DN100），一再卸劑線（DN150）管線及該卸劑線配帶的反吹風線、反吹蒸汽線一并去除，并將沉降器和一再卸劑線入口用襯里料填死。⑻反再系統(tǒng)增加風汽切換總閥：為了在裝置反再系統(tǒng)襯里升溫烘干過程中，進料噴嘴及各斜管松動能夠用工業(yè)風進行保護，在2004年6月裝置大檢修期間在反再系統(tǒng)增加了風汽切換總閥；不用時，雙閥之間加盲板。（實線部分為新接流程）⑼增加一具新鮮催化劑儲罐（D－101/1）：由于300萬噸/年重油催化裂化裝置所加工原料劣質，造成裝置新鮮催化劑置換量大，為保證在車間向新鮮催化劑罐（D－101）裝劑期間也能向系統(tǒng)補充新鮮催化劑，因此在2008年8月開始實施《反再系統(tǒng)增上一具新鮮催化劑儲罐》技措項目。由蘭煉設計院設計，在原催化劑儲罐區(qū)增加一具新鮮催化劑儲罐，并配置相應的管線。⑽增加一具助劑儲罐（D－107/1）：為了在工業(yè)實驗時，方便向系統(tǒng)定量加入新的助劑和新品種催化劑，在2008年8月增加了一具助劑儲罐（D－107/1），并配置了儲罐至小型加劑線的管線以及儲罐上的松動風、沖壓風等管線。⑾增加催化劑磁分離系統(tǒng)：為將重金屬污染輕的催化劑代替部分新鮮催化劑從而降低新鮮催化劑消耗，于2005年8月開始建設催化劑磁分離技措項目。從催化劑罐轉劑線接跨線至磁分離系統(tǒng)，將平衡劑儲罐中的平衡催化劑送至磁分離系統(tǒng)的原料罐。（實線部分為新接流程）⑿二再主風單向阻尼閥前增加工業(yè)風線：在主風聯(lián)鎖后，由于部分催化劑堆積在二再主風單向阻尼閥前，造成恢復進風后二再主風單向阻尼閥無法打開，因此在2006年7月裝置大檢修期間在二再主風單向阻尼閥前增加工業(yè)風線（DN80）來吹除堆積的催化劑，幫助打開單向阻尼閥。（實線部分為新接流程）⒀外取熱器流化風線增加工業(yè)風線：在實際生產中，裝置恢復主風聯(lián)鎖時，由于外取熱器內催化劑堆積過多，造成增壓風無法正常進入外取熱器使催化劑流化起來，因此在2008年9月裝置大檢修期間在2臺外取熱器流化風控制閥后增加工業(yè)風線，當增壓風無法進入外取熱器時啟用，幫助流化外取熱器內的催化劑。（實線部分為新接流程）⒁反再系統(tǒng)增加進料管線吹掃總用汽線：為合理安排反再系統(tǒng)停工，在裝置加完大盲板后，反再系統(tǒng)能夠提前在反應總用汽線上加盲板以達到打開人孔檢查作業(yè)的條件，需要將提升管各進料線吹掃線與反應總用汽線分開，因此在2008年9月裝置大檢修期間增設提升管反應器進料管線吹掃線總用汽線。（實線部分為新接流程）⒂空氣爐丙烷線增加自動切斷閥：為防止發(fā)生空氣爐意外熄火后大量瓦斯氣串入再生器造成爆炸事故，2008年9月裝置大檢修期間在空氣爐丙烷線增加自動切斷閥，并且在空氣爐上增加火焰監(jiān)視器。⒃二再增加一條卸劑線：由于300萬噸/年重油催化裂化裝置催化劑置換量大，一條卸劑線無法滿足裝置長周期運行，因此由北京設計院設計，在2008年9月裝置大檢修期間在二再底部增加一條新卸劑線來滿足生產的需要。（實線部分為新接流程）⒄斜管襯里更換型式：由于再生斜管、待生斜管、外取熱器斜管過熱點較多，因此由北京設計院設計，在2008年9月裝置大檢修期間將原斜管內側雙層有色龜甲網襯里均改為單層襯里。分餾系統(tǒng)工藝流程變動⑴頂循與輕柴油出裝置線之間增加跨線：為了增產裝置柴油產量，于2006年6月份裝置大檢修期間增設頂循環(huán)回流在E－203/1～4的出口線與柴油出裝置管線之間跨線。（實線部分為新接流程）⑵油漿正常外甩跨緊急外甩跨線：油漿出裝置流程分為油漿正常外甩和油漿緊急外甩兩部分，由于裝置每次使用油漿緊急外甩線后需要用蒸汽將油漿緊急外甩線吹掃后才能停用，為了節(jié)能降耗，于2004年7月份裝置大檢修期間，增設油漿緊急外甩線與油漿正常外甩線跨線，這樣裝置正常運行時外甩油漿經正常外甩線經過油漿正常外甩冷卻水箱冷卻后，經油漿正常外甩出裝置控制閥后走油漿正常外甩跨油漿緊急外甩線，進入油漿緊急外甩管線經油漿緊急外甩水箱冷卻后出裝置。（實線部分為新接流程）⑶蠟油、渣油原料線增加質量流量計：為了更加準確計量裝置加工原料量，于2006年6月份裝置大檢修期間，在從罐區(qū)來蠟油、渣油經過原料泵（P201/1.2.3.4）去原料緩沖罐（D202）之間管線上安裝了原料質量流量計。⑷廢除油漿阻垢劑線與柴油線跨線由于冬季防凍防凝困難，于2006年6月份裝置大檢修期間將油漿阻垢劑流程中轉子流量計后原先有一根與柴油線的跨線已廢除⑸油漿正常外甩控制閥底放空閥后接管線到柴油穩(wěn)定劑罐為了進行油漿阻垢劑工業(yè)試驗，于2005年4月份在油漿正常外甩控制閥底放空閥后接管線到柴油穩(wěn)定劑泵出口線上，可以利用柴油穩(wěn)定劑泵向油漿內注入油漿阻垢劑。（實線部分為新接流程）⑹回煉油下返塔線與原料事故返回分餾塔管線增加跨線：為了在裝置停工后退油簡便，于2006年6月份增設回煉油下返塔線與原料事故返回分餾塔管線之間跨線。（實線部分為新接流程）⑺原料事故自保閥流程變動：為了在裝置緊急停工后，原料事故返回自保閥打開后，原料能順利流入原料緩沖罐和回煉油罐，于2004年7月份裝置大檢修期間在原料事故返回自保閥去C201閥后增加一根管線，與原料返回原料緩沖罐和回煉油罐管線相連。（實線部分為新接流程）⑻蠟油做封油線與原料事故返回線相連：由于蠟油做封油線長時間未投用，為了防止蠟油做封油線冷凝，于2006年7月份裝置大檢修期間，從渣油加氫回煉油泵（P216）封油閥組處底部放空接管線與原料事故返C201線相接。（實線部分為新接流程）⑼輕、重柴油汽提塔氣相返回線加閥門：輕、重柴油汽提塔氣相返回線原設計沒有閥門，但由于輕、重柴油汽提塔餾出口管線腐蝕現(xiàn)象嚴重，當輕、重柴油餾出口管線因腐蝕泄漏時，無法切除輕、重柴油汽提塔與分餾塔聯(lián)系，因此，于2006年6月份在裝置大檢修期間，在輕、重柴油汽提塔氣相返回線加閥門，可以在不影響裝置正常生產的情況下，可以切除輕、重柴油汽提塔與分餾塔聯(lián)系。⑽緩蝕劑系統(tǒng)工藝甩頭:序號工藝流程管線直徑工藝甩頭位置1油溶性緩蝕劑注入頂循泵入口DN15P203/1.2入口水平管線2中和緩蝕劑注入E202入口DN25E202入口管線3油溶性緩蝕劑罐汽油注入線DN25穩(wěn)定汽油閥組4油溶性緩蝕劑罐軟化水注入線DN50軟化水控制閥51.0MPa蒸汽工藝甩頭DN25冷油泵房頂部蒸汽管線80⑾貧吸收油系統(tǒng)改造:由于貧吸收油冷后溫度較高，影響到吸收系統(tǒng)干氣純度的質量控制，因此于2006年6月份裝置大檢修期間，在貧、富吸收油換熱器（E205）貧吸收油出入口接管線與封油冷卻器（E211）封油線相連，因E211一直未投用，利用E211來冷卻貧吸收油，達到降低貧吸收油冷后溫度的目的。吸收穩(wěn)定系統(tǒng)工藝流程變動⑴濕空冷噴水泵（P－213/2）出口管線與裝置新鮮水進裝置管線間增加跨線：裝置停工時，分餾系統(tǒng)需要收新鮮水洗塔，吸收系統(tǒng)需要收新鮮水頂油，由于動力廠所供新鮮水壓力低，造成系統(tǒng)收水時間過長，影響裝置停工進度。2006年8月裝置大檢修期間，在濕空冷噴水泵（P－213/2）出口管線與裝置新鮮水進裝置管線間增加跨線，分餾、吸收系統(tǒng)可使用濕空冷噴水泵（P－213/2）進行收水，節(jié)省了大量時間。裝置開工正常后，在跨線兩端加盲板，打開放空閥排盡跨線內存水。⑵空冷A－301/3～12更換成表面蒸發(fā)空冷：原A－301/3～12空冷為干濕聯(lián)合空冷，在夏季空冷冷卻效果較差，在2006年8月裝置大檢修期間將空冷A－301/3～12的10臺干濕聯(lián)合空冷更換為5臺表面蒸發(fā)空冷。⑶氣壓機增加干氣密封線：在置氮氣無法正常供應時，可使用從燃料氣封油罐（D－204）頂出來的干氣代替氮氣作為氣壓機的密封氣。在2008年9月裝置大檢修期間增加從燃料氣封油罐（D－204）至氣壓機氮氣密封罐的跨線。裝置正常情況下，氣壓機使用氮氣密封，干氣密封線在靠近D204一側加盲板；⑷為新建汽油加氫裝置工藝甩頭：在2008年9月裝置大檢修期間，在穩(wěn)定塔頂空冷器A－303/1～10入口管線與穩(wěn)定汽油出裝置控制閥FV3309前管線間增加跨線，在不合格汽油出裝置線界區(qū)閥前加閥，作為煉油廠汽油加氫裝置項目的工藝甩頭；⑸增加焦化液態(tài)烴進裝置流程：為解決焦化裝置開工后，焦化液態(tài)烴的后路問題，在2004年6月裝置大檢修期間，將焦化液態(tài)烴線碰至裝置界區(qū)拔頭油進裝置線上。⑹液態(tài)烴泵（P－305）改為氮氣密封：使用新的密封型式，可以有效減少機泵密封泄露，在2008年9月裝置大檢修期間，為液態(tài)烴泵（P－305）氮氣密封系統(tǒng)從氣分氮氣線接氮氣線至液態(tài)烴泵（P－305）。熱工系統(tǒng)工藝流程變動⑴增加乏汽回收系統(tǒng)：乏汽回收裝置分為兩部分,一、吸收器，內置高效負壓吸收室和雙程噴射降淋室；二、自封型熱水收集室,收集室內內置防汽蝕裝置,并配置輸送水泵等。該裝置的用途是回收裝置余熱鍋爐區(qū)域除氧器頂部廢蒸汽和定排罐頂部廢蒸汽，既節(jié)約了除鹽水資源，又節(jié)約了熱能，從而降低生產運行成本；又消除熱污染和潮濕環(huán)境，達到清潔生產的目的。該裝置2006年底開始建設，2007年7月建成，投資360萬元．其工藝流程如下：除鹽水泵（P－214）出口分出一路除鹽水進入乏汽回收裝置吸收器，除鹽水通過引射器產生的卷吸作用使負壓室產生負壓，使乏汽直接進入負壓室，這樣不會增加除氧器和定排罐的排汽背壓，保證除氧器和定排罐的正常運行；進入回收罐體負壓室內的乏汽有一部分被引射器內的除鹽水吸收，吸收乏汽的除鹽水在引射器內混合加壓后降落到回收罐體底部的排水收集段從而形成雙程噴射降淋。沒有被引射器吸收的另一部分乏汽從負壓室下部向下經過雙程降淋時被吸收,最后極少量蒸汽和氧氣等進入排放口排放。吸收乏汽之后的除鹽水進入下面的自封型熱水收集室，經過位于熱水收集室內部的防汽蝕裝置等的作用后進入輸送水泵，經過輸送水泵將熱水直接送入除氧器內。⑵余熱鍋爐吹灰系統(tǒng)改造余熱鍋爐設有獨立的吹灰系統(tǒng)，其目的是除去附著在鍋爐尾部受熱面管束表面的催化劑，提高尾部受熱面的換熱效率，保證其換熱工質達到設計要求．原設計余熱鍋爐的吹灰器是北京時林公司涉設計的高頻聲波吹灰器．由于吹灰效果極差，吹灰設備故障率高，直接造成兩臺余熱鍋爐排煙溫度超高．故2005年下半年對兩臺余熱鍋爐吹灰系統(tǒng)進行了改造，改為HS型中頻聲波吹灰器，其工作介質為余熱鍋爐所產1.0MPa蒸汽，該吹灰器由東北大學設計。⑶余熱鍋爐技術改造由于鍋爐在運行中存在著煙氣阻力偏大，使得約35％的含CO的高溫再生煙氣需要旁路排放，并且排煙溫度偏高（設計排煙溫度為207℃，實際排煙溫度為270℃），導致煙氣熱量浪費嚴重，鍋爐熱效率偏低；同時省煤器進水溫度偏低（～125℃），導致省煤器頻繁出現(xiàn)因露點腐蝕泄漏，影響余熱鍋爐的穩(wěn)定運行；另外，鍋爐還存在振動、尾燃等現(xiàn)象，威脅著鍋爐安全運行。鑒于該余熱鍋爐存在以上的一些問題，為了提高裝置運行經濟效益，杜絕省煤器露點腐蝕，提高裝置長周期、安全、高效、穩(wěn)定運行能力，為此對鍋爐進行了綜合節(jié)能技術改造。改造內容如下：a、合理設計、布置省煤器結構，更換省煤器，將排煙溫度降至180～207℃。新設計的省煤器采用先進、成熟的模塊化翅片管結構，達到強化省煤器傳熱，降低煙氣流動阻力的目的。b、采用成熟可靠的水熱媒技術，優(yōu)化鍋爐給水系統(tǒng)：增設水熱媒空氣預熱器，提高助燃空氣溫度，改善爐膛燃燒工況；增設給水預熱器，提高低溫段省煤器入口水溫度（145℃），消除省煤器低溫露點腐蝕。c、更換燃燒器，改造冷熱風道，滿足助燃空氣溫度提高后組織爐內穩(wěn)定燃燒的要求，并方便燃燒器的調節(jié)與控制。d、改造相應的儀表控制系統(tǒng)，增加低溫省煤器進口水溫自動控制和水熱媒系統(tǒng)儀表測點，新增的控制、顯示參數(shù)全部進原裝置DCS系統(tǒng)。e、對省煤器改造后的聲波吹灰器作重新布置改造。改造后流程的如下：除氧后的水經過鍋爐給水泵先進入余熱鍋爐給水預熱器（管程）,再送入余熱鍋爐低溫省煤器，經加熱后（～200℃）分兩路:一路進入余熱鍋爐給水預熱器（殼程）,以提高低溫省煤器入口水溫(～150℃),鍋爐給水水溫提高后進入省煤器管束,管束壁溫得到提高,對防止省煤器發(fā)生露點腐蝕有利;一路進入余熱鍋爐鼓風機出口空氣預熱器,以提高鍋爐配風溫度(～170℃),鍋爐配風溫度提高后,改善了煙氣在爐膛內的燃燒狀況,燃燒更穩(wěn)定.換完熱后兩路水（～169℃）一并進入余熱鍋爐高溫省煤器,經加熱后（～240℃）分別送入余熱鍋爐汽包、油漿蒸汽發(fā)生器和外取熱器換熱產生飽和蒸汽。汽油脫硫醇系統(tǒng)工藝流程變動⑴增加一具脫硫醇反應器（R－601/3）2004年車間根據(jù)生產需要，拆除2003年裝置開工后一直未投用的汽油砂濾塔（C－601），利用汽油砂濾塔（C－601）所占的位置，新建了一套脫硫醇反應器系統(tǒng)（R－601/3），作為已經投用的汽油脫硫醇反應器（R－601/1、2）的備用反應器。公用工程系統(tǒng)工藝流程變動⑴裝置內軟化水和除鹽水之間增加跨線：由于分餾塔頂空冷A201使用軟化水后管束結垢嚴重，造成分餾塔頂冷后溫度超工藝卡，為了減輕A201管束結垢現(xiàn)象，在除鹽水線與軟化水線加跨線，可以讓A201使用除鹽水，減少空冷管束結垢現(xiàn)象。（實線部分為新接流程）⑵燃料氣進裝置線（舊188#線）進裝置界區(qū)閥后增加新188#線：將新燃料氣線（新188#線）引至裝置界區(qū)，在2004年6月裝置大檢修期間完成，使裝置余熱鍋爐系統(tǒng)可以使用新燃料氣線系統(tǒng)的燃料氣。⑶凈化風線增設干燥器：在裝置實際生產中由于凈化風帶水嚴重，對裝置安全生產造成影響，因此在2008年9月裝置大檢修期間在凈化風總線上增設2組干燥器，在凈化風帶水嚴重時啟用，從而緩解凈化風帶水對儀表，控制閥等帶來的不利影響。（實線部分為新接流程）請增加煙氣脫硫系統(tǒng)內容。工藝原則流程圖反應再生系統(tǒng)工藝原則流程圖分餾系統(tǒng)工藝原則流程圖吸收穩(wěn)定系統(tǒng)工藝原則流程圖熱工系統(tǒng)工藝原則流程圖汽油脫硫醇系統(tǒng)工藝原則流程圖增加煙氣脫硫系統(tǒng)工藝原則流程圖公用工程流程圖物料平衡圖增加煙氣脫硫系統(tǒng)物料平衡圖污水、廢氣、廢渣排放流程圖液態(tài)烴出裝置到雙脫原料蠟油、渣油氣壓機液態(tài)烴出裝置到雙脫原料蠟油、渣油氣壓機再生煙氣排大氣再生煙氣排大氣廢固體催化劑待生劑再生劑催化劑再廢固體催化劑待生劑再生劑催化劑再生器提升管反應器干氣出裝置空氣主風機空氣主風機穩(wěn)定塔穩(wěn)定塔脫吸塔吸收塔再吸收塔分餾塔脫吸塔吸收塔再吸收塔分餾塔油氣分離器油氣分離器煙機煙機余熱鍋爐余熱鍋爐余熱鍋爐余熱鍋爐酸性水去兩酸裝置汽油脫硫醇汽油預堿洗罐酸性水去兩酸裝置汽油脫硫醇汽油預堿洗罐油漿出裝置到罐區(qū)機泵油漿出裝置到罐區(qū)機泵精制汽油到罐區(qū)柴油出裝置到罐區(qū)廢催化劑精制汽油到罐區(qū)柴油出裝置到罐區(qū)廢催化劑污水機泵冷卻水到污水處理廠污水機泵冷卻水到污水處理廠廢液堿廢液堿污水廢催化劑廢液堿污水廢催化劑廢液堿圖例：廢堿渣廢固體催化劑含油工業(yè)污水排空廢氣(再生煙氣)請直接畫出廢水（鍋爐的排污）、廢氣、廢渣的來源工藝位號（如容器編號、加熱爐、機泵等編號）標注排放去向的分解原則流程圖，不需要太復雜。添加圖名廢水、廢氣、廢渣排放匯總表序號污染物類型特征污染物排放量排放去向是否有序排放備注1廢水含油污水含硫污水？鍋爐排污？43330噸/月單位改為噸/時公司煉油污水處理廠改為含油污水管網（或泵送至***）是2廢氣催化再生煙氣22004.5萬標立方米/月單位改為標立方米/時128米的高大氣改為經煙氣脫硫后排入大氣是3廢渣6～8%廢液體堿210～250噸/月公司黃膠泥溝廢渣場改為公司工業(yè)渣場是廢催化劑500噸/月公司黃膠泥溝廢渣場改為公司工業(yè)渣場是汽油脫硫醇廢活性炭105噸/次.3年加上工藝換劑時間公司黃膠泥溝廢渣場改為公司工業(yè)渣場是注：有3個汽油脫硫醇反應器，依據(jù)實際情況，可隨時更換。工藝指標項目單位方案分級控制部門開K-101開K-102第一再生器壓力MPa(g)0.19～0.300.14～0.24分廠生產技術科科沉降器頂壓力MPa(g)0.15～0.270.12～0.21分廠生產技術科主風機出口壓力MPa(g)≤0.39≤0.28公司生產處提升管出口溫度℃490～530490～530公司生產處第一再生器密相溫度℃660～720660～720分廠生產技術科第一再生器稀相溫度℃≤710≤710分廠生產技術科第二再生器密相溫度℃650～730650～730分廠生產技術科第二再生器稀相溫度℃≤730≤730分廠生產技術科三旋入口溫度℃≤725≤725分廠生產技術科煙氣輪機入口溫度℃≤700≤700公司生產處輔助燃燒室爐膛溫度℃≤950≤950公司生產處輔助燃燒室出口溫度℃≤650≤650公司生產處第二再生器分布環(huán)下溫度℃≤650≤650公司生產處一再大分布環(huán)主風流量(N)m3/min≥1600≥1400裝置車間一再小分布環(huán)主風流量(N)m3/min≥500≥500裝置車間二再分布環(huán)主風流量(N)m3/min≥1400≥1200裝置車間外取熱器流化風量（單臺）m3/min≥20≥20裝置車間第一再生器藏量(上)t80～16080～160分廠生產技術科第二再生器藏量（上）t20～8020～80分廠生產技術科沉降器藏量(上)t25～4025～40分廠生產技術科汽提蒸汽流量t/h13～2013～20裝置車間預提升蒸汽流量t/h≤10≤10裝置車間一再煙氣CO含量%3.3～6.53.3～6.5分廠生產技術科分餾塔塔頂溫度℃95～13095～130分廠生產技術科分餾塔頂空冷器冷后溫度℃30～4830～48裝置車間分餾塔塔底溫度℃≤350≤350公司生產處項目單位方案分級控制部門開K-101開K-102人字擋板上溫度℃310～380310～380公司生產處原料預熱溫度℃180～250180～280裝置車間油漿正常外甩冷后溫度℃≤120≤120公司生產處油漿緊急外甩冷后溫度℃≤140≤140公司生產處循環(huán)油漿流量t/h≥900≥900公司生產處油漿固含量%（體積分數(shù)）≤0.9≤0.9公司生產處分餾塔液面%（體積分數(shù)）15～8015～80裝置車間原料油緩沖罐液面%（體積分數(shù)）15～8015～80裝置車間分餾塔頂油氣分離器界位%（體積分數(shù)）20～7020～70裝置車間吸收塔塔頂溫度℃37～4737～47裝置車間脫吸塔塔底溫度℃110～140110～140裝置車間脫吸塔塔頂壓力MPa(g)1.3～1.71.3～1.7裝置車間再吸收塔塔頂壓力MPa(g)1.0～1.31.0～1.3分廠生產技術科穩(wěn)定塔塔頂壓力MPa(g)0.95～1.20.95～1.2分廠生產技術科穩(wěn)定塔回流溫度℃30～4530～45裝置車間穩(wěn)定塔塔底溫度℃160～185160～185裝置車間余熱鍋爐過熱段出口蒸汽溫度℃380～430380～430公司生產處余熱鍋爐過熱段出口蒸汽壓力MPa(g)5.8～6.45.8～6.4公司生產處余熱鍋爐爐膛溫度℃≤900≤900公司生產處外取熱器循環(huán)水倍率≥10≥10公司生產處汽油脫硫醇反應器頂溫度℃30～4530～45裝置車間汽油脫硫醇反應器壓力MPa(g)0.4～0.60.4～0.6裝置車間輕、重柴油出裝置溫度℃≤60≤60公司生產處質量指標原輔材料指標蠟油項目質量指標分級控制部門水份，%（質量分數(shù)）≤1.8公司質量管理部門殘?zhí)迹?（質量分數(shù)）≤1.0公司質量管理部門餾程，℃實測公司質量管理部門渣油項目質量指標分級控制部門水份，%（質量分數(shù)）≤0.6公司質量管理部門殘?zhí)迹?（質量分數(shù)）實測公司質量管理部門除鹽水項目質量指標分級控制部門硬度，μmol/L≤2.0公司機動處鐵，μg/L≤30公司機動處銅，μg/L≤5公司機動處PH8.5～9.2公司機動處二氧化硅，μg/L≤20公司機動處溶解氧，μg/L≤7公司機動處LBO-12催化裂化催化劑項目質量指標檢驗方法灼燒減量，%（m/m）≤13.0Q/SYLS1206-2008Na2O，%（m/m）≤0.35Q/SYLS1268-2008RE2O3，%（m/m）實測Q/SYLS1279-2008Fe2O3，%（m/m）≤0.50Q/SYLS1270-2008孔體積，mL/g≥0.32Q/SYLS1221-2008粒度分布0～45.8μm，%（m/m）≤25.0Q/SYLS1219-2008粒度分布45.8～111μm，%（m/m）≥50.0Q/SYLS1219-2008粒度分布＞111μm，%（m/m）≤30.0Q/SYLS1219-2008磨損指數(shù)，%（m/m）≤3.0Q/SYLS1272-2008表觀密度，g/mL實測Q/SYLS1292-2008比表面積，m2/g≥200GB/T5816-1995微活（800℃4h），%（m/m）≥75Q/SYLS1289-2008生產單位：XX石化公司催化劑廠Z-18催化分子篩抗焦活化劑項目質量指標檢驗方法外觀棕黑色液體目測有效物含量，%≥70Q/ZWX002-2007凝固點，℃≤-5Q/ZWX002-2007密度（20℃），g/cm30.850～1.000Q/ZWX002-2007溶解性與油互溶目測生產單位：濟寧市中武信和化工有限公司NS-65催化裂化活性劑項目質量指標檢驗方法外觀淺黃至棕色液體目測密度（20℃），kg/m3≥1100Q/320106NSH04-2006有效含量，%≥10Q/320106NSH04-2006運動粘度（40℃），mm2/s≤15Q/320106NSH04-2006PH值6～8Q/320106NSH04-2006水中溶解性合格目測凝點，℃≤-20Q/320106NSH04-2006生產單位：南京石油化工股份有限公司ZH-22活化劑項目質量指標檢驗方法外觀淺黃至棕紅色液體目測活性組分（Ⅰ）含量，%≥8.0Q/（GZ）DYH2-2006活性組分（Ⅱ）含量，%≥1.5Q/（GZ）DYH2-2006密度（20℃），g/cm30.81～0.84GB4472-84生產單位：廣州大有精細化工廠SH-9801阻垢阻焦劑項目質量指標檢驗方法外觀棕紅色液體目測密度（20℃），g/cm30.95±0.05GB/T2540運動粘度（40℃），mm2/s≤80GB265腐蝕性（銅片，50℃）（1a）合格GB/T5096毒性反應無毒生理實驗凝點，℃≤-15GB/T618生產單位：洛陽市華工實業(yè)有限公司JH高效液體抗氧劑項目質量指標檢驗方法外觀棕黑色液體目測凝點，℃≤-15密度（20℃），kg/m3900.0～940.0灰分，%≤0.008水分，%≤0.06生產單位：XX紅葉精細化工公司液體氫氧化鈉項目質量指標檢驗方法氫氧化鈉含量，%≥30.0GB/T4348.1磷酸三鈉項目質量指標檢驗方法磷酸三鈉，%≥98HG/T2517-93甲基橙堿度，%15.5～19.0HG/T2517-93不溶物含量，%≤0.10HG/T2517-93氯化物，%≤0.50HG/T2517-93硫酸鹽，%≤0.80HG/T2517-93KES3553柴油穩(wěn)定劑項目質量指標檢驗方法外觀琥珀色至褐色液體目測密度（20℃），g/ml0.89～0.92ASTMD1298粘度（20℃），mm2/s＜10ASTMD445閃點，℃＞55DIN51755傾點，℃＜-30ASTMD97生產單位：深圳市科拉達精細化工有限公司中控（餾出口）指標序號樣品名稱采樣地點控制項目質量指標備注1催化汽油精制汽油出裝置控制閥前餾程10%回收溫度，℃≤682催化汽油精制汽油出裝置控制閥前終餾點，℃≤2033催化汽油精制汽油出裝置控制閥前銅片腐蝕（50℃，3h），級≤14催化汽油精制汽油出裝置控制閥前族組成：烷烴，%（體積分數(shù)）實測5催化汽油精制汽油出裝置控制閥前族組成：烯烴，%（體積分數(shù)）≤456催化汽油精制汽油出裝置控制閥前族組成：芳烴，%（體積分數(shù)）實測7催化汽油精制汽油出裝置控制閥前誘導期，min≥5008催化汽油精制汽油出裝置控制閥前硫醇性硫，%（質量分數(shù)）≤0.0009或博士試驗通過9輕柴油輕柴油出裝置控制閥前餾程50%回收溫度，℃≤29810輕柴油輕柴油出裝置控制閥前餾程90%回收溫度，℃≤35311輕柴油輕柴油出裝置控制閥前餾程95%回收溫度，℃≤36312輕柴油輕柴油出裝置控制閥前閃點（閉口），℃≥57輕柴油做加氫原料時閃點不分析13重柴油重柴油出裝置控制閥前餾程50%回收溫度，℃實測14重柴油重柴油出裝置控制閥前餾程90%回收溫度，℃實測15重柴油重柴油出裝置控制閥前餾程95%回收溫度，℃≤37516重柴油重柴油出裝