1、i 催化裂化裝置反應再生部分控制系統設計 摘 要 催化裂化是一項重要的煉油工藝，其總加工能力已列各種轉化工藝的前茅， 其技術復雜程度也位居各類煉油工業中占有舉足輕重的作用，是煉油廠中提高原 油加工深度、生產高辛烷值汽油、柴油和液化氣的最重要的一種重油輕質化工藝 過程，也是煉油化工企業的主要產品來源和后續精制裝置的原料來源。 。 本論文敘述了催化裂化裝置反應再生部分控制系統的整體設計及工藝介紹， 具體從裝置的工藝原理、工藝流程、生產控制指標、工藝分析指標和產品及其質 量指標幾個方面組成，催化裂化工藝的核心反應-再生部分的旋風分離器，空 氣分離器等組成。我國原油大多為低硫石蠟基或石蠟中間基，硫含量

2、較低，裂化 性能較好，其減壓餾分油和重油比較適合催化裂化工藝，因此催化裂化在工業生 產中占有重要的地位對催化裂化反應再生系統以及儀表進行介紹即完成對上述幾 種工藝的控制，確保裝置安穩長滿優運轉，達到預想工藝要求。 本論文針對催化裂化裝置中反應再生、分餾和吸收穩定等三個部分進行控 制，它是一個非線性、大干擾分布參數和大時滯的復雜系統，重點介紹催化裂化 裝置的反應再生部分的工藝流程及溫度，壓力，密度料位等參數等進行初步的設 計。包括了解工藝過程，控制方案選擇及論證，儀表選型，繪制控制方案流圖， 控制系統投資概率等方面內容，使該控制系統符合制工程設計的基本要求，基本 滿足生產過程需要，能夠安全有效地

3、投入生產且運行良好，能夠提高經濟效益。 關鍵詞：催化裂化；反應-再生；蒸餾；分餾；催化劑 ii the satalyst splits to masquerade to place to respond reborn parts of control system to design abstract catalyst cracks turning is an important xylene craft, its total process capability already row before various conversion technical mao, its techniqu

4、e complicated degree also the potential reside to occupy a prominent action in each kind of xylene industry, the most important kind of heavy oil that raises the crude oil transform depth, capacity high octane value petrol, diesel and gasol in the oil refinery light guilder chemical engineering skil

5、l process, is also refine oil the staple products source of the chemical engineering business and the raw material source of the follow-up refined device. the our country crude oil is mostly low sulfur paraffin wax radicle or paraffin wax medium radicle, the sulfur contents is lower, crack turn perf

6、ormance better, its pressure reduction liu deci the oil and heavy oil relatively suit a catalyst crack chemical engineering skill, therefore the catalyst crack turns in the industrial production to occupy an important stance. this text described a catalyst to split masquerade to place the overall de

7、sign of responding reborn parts of control systems, from device of craft priniple, process flow, production control beacon and craft analysis beacon and product and it mass beacon a few aspects carry on introduction and concretely introduce catalyst crack to turn related up, crack-reaction-regenerat

8、e fraction and device progress introduction.turn to respond iii that reborn system and meter carries on introduction and treatise to the catalyst crack. regenerate, divide liu and absorption to stabilize.etc. to be three to is part of to constitute, it is a nonlinear, change, strong coupling, big ja

9、m rayleing distribution rayleigh parameter and big the complicated system , the catalyst splits masquerades to place to press the craft priniple to dividing can is divided into regard chemical reaction as principle of reaction reborn fraction with with distil, the absorption compromise absorb physic

10、al process of etc. for lord of deci liu and stabilization two fractions. on the zong say, respond regenerate fraction again can is divided into the catalyst crack under the heat to turn reaction oil article fraction and take being burned as main of catalyst activity regenerate fraction. key word:the

11、 catalyst crack turns;reaction-regenerate;distil;divide ;catalyst iv 目 錄 摘 要.i abstract.ii 第 1 章 前 言 .1 第 2 章 催化裂化工藝流程 .3 2.1 工藝概述 .3 2.2 工藝組成 .5 2.2.1 反應-再生系統 .5 2.2.2 分餾系統 .6 2.2.3 吸收穩定系統 .7 2.2.4 反應再生系統流程.8 第 3 章 控制方案設計及論證 .13 3.1 控制系統的控制目標 .13 3.2 設計控制系統應遵循的原則 .13 3.3 自動控制系統的基本方案 .15 3.4 控制方案的設計

12、及論證 .16 3.4.1 加熱爐控制 .19 3.4.2 反應再生系統工藝參數控制 .22 第 4 章 主要儀表及選型 .27 4.1 儀表的選型 .27 4.1.1 溫度測量儀表 .27 v 4.1.2 壓力測量儀表 .28 4.1.3 流量測量儀表 .28 4.1.4 液位測量儀表 .30 4.2 調節閥的選擇 .31 4.3 dcs 系統選型.32 4.4 系統概算 .34 第 5 章 總結 .35 參考文獻 .36 謝 辭 .37 1 第 1 章 前言 石油煉制工藝的根本目的，一是提高原油加工深度，得到更多數量的輕質油 產品；二是增加品種，提高產品質量。然而，原油經過一次加工（即原油

13、蒸餾） 所能得到的輕質油產品只占原油的 1040，其余為重質餾分和殘渣油，催化 裂化是煉油工藝中最重要的一種二次加工工藝，也是最重要的重質油輕質化過程 之一，在煉油工業生產中占有十分重要的作用。 催化裂化過程投資較少、操作費用較低、原料適應性強，輕質產品收率高， 技術較成熟，是目前煉油廠利潤的主要來源。催化裂化過程是使原料在有催化劑 存在下，在 470530c 的溫度和 0.10.3mpa 的壓力條件下，發生一系列化學 反應，轉化成氣體、汽油、柴油等輕質產品和焦炭過程。催化裂化的原料一般是 重質餾分油，例如減壓餾分油（減壓蠟油）和焦化餾分油等；隨著催化裂化技術 和催化劑工藝的不斷發展，進一步擴

14、大了催化裂化原料范圍，部分或全部渣油也 可作為催化原料。 催化裂化過程的特點如下。 (1)催化裂化是復雜的并行順序反應，裂化反應的產物范圍寬，因此，反 應深度對各產品率分配有重要的影響，為此，必須控制適當的催化裂化過程的轉 化深度。 (2)催化裂化反應在催化劑條件下進行，由于催化劑活性受到積炭影響，因 此，要使反應和再生交替進行。裂化反應是吸熱反應，催化劑再生是放熱反應， 因此溫度控制十分重要。 (3)催化裂化反應過程中有很多過程變量無法檢測，例如，燒焦率、催化劑 2 循環量、催化裂化體積轉化率、再生器表線速度、油劑比等，因此，要采用軟測 量的方法對這些過程變量進行檢測和控制。 催化裂化過程通

15、常由反應再生系統、分餾系統和吸收穩定等三部分組成。 反應再生系統是催化裂化過程中最重要的部分。其反應機理和工藝動態過程復 雜，要使反應再生系統參數中所有被控變量處于受控狀態，某些重要操縱變量 又能處于其理想的經濟目標，是過程控制必須解決的問題。 本文主要論述了催化裂化及反應再生控制方案，是根據物料平衡和質量;平 衡的原則,以平穩操作和保證質量為目標，通過采用單回路控制和串級控制來確 定控制方案。運用所學的相關專業課程知識，如過程控制工程，測控儀表及裝置， dcs 及現場總線，可編程控制器，計算機控制技術等，完成自動控制系統的初步 設計，包括了解工藝過程，控制方案選擇及論證，儀表選型，繪制控制方

16、案流圖， 控制系統投資概率等方面內容，使該控制系統符合自動控制工程設計的基本要求， 基本滿足生產過程需要，能夠安全有效地投入生產且運行良好，能夠提高經濟效 益。 3 4 第 2 章 催化裂化工藝流程 2.1 工藝概述 由常減壓蒸餾（一次加工）所得到的餾分油（直鎦產品）在數量、品種和質 量上遠不能滿足國防、工農業生產和人民生活的廣泛需要，必須對這些餾分油進 一步加工，常減壓蒸餾以后的各種加工過程稱為二次加工。催化裂化是煉油工業 中二次加工的重要過程之一。 催化裂化的主要作用是將重質油品轉化成高質量的汽油，同時也生產柴油， 為發展石油化工提供更多的含烯烴的催化裂化氣體。 原料油經過催化裂化反應轉化

17、成汽油、柴油、氣體等主要產品以及渣油、焦 炭。氣體可通過氣體分餾為烷基化等提供原料，氣體中丙烯、丁烯又是合成纖維、 合成塑料、合成橡膠的原料。催化裂化汽油辛烷值可達 80 以上，是車用汽油的 理想調合組分，催化裂化的柴油十六烷值較低，但其凝點也低，其中有含量高達 4050的芳烴，可抽提出來作寶貴的化工原料。又因催化裂化過程是在略高 于常壓下操作，設備結構簡單，在加工非高含硫原油時就比加氫裂化過程具有更 大的優越性。 在催化裂化三部分中，反應再生系統是催化裂化過程中最重要的部分。其 反應機理和工藝動態過程復雜，要使反應再生系統參數中所有被控變量處于受 控狀態，某些重要操縱變量又能處于其理想的經濟

18、目標，是過程控制必須解決的 問題。圖 2-1 所示為分子篩提升管催化裂化裝置的反應再生系統控制流程。 原料經換熱后于回煉油混合到 250279，再與來自分餾塔底 350油漿混 合進入筒式反應器的提升管下部，在提升管內，原料油與來自第二密相床的再生 5 催化劑（700左右）接觸、迅速汽化并進行反應，生成的油氣同催化劑一起向 上流動。經提升管口快速分離進入沉降器，經三組旋風分離器分離油氣和催化劑。 油氣在分餾塔進行產品分離，催化劑在汽提段經過蒸汽汽提，其中夾帶的大部分 油氣被蒸汽汽提，經汽提后的待生催化劑進入燒焦罐下部。 圖 2-1 催化裂化反應-再生系統控制圖 除圖 2-1 所示控制系統外，還設

19、置了約束控制，使部分控制成為卡邊控制， 保證設備安全。 再生煙氣氧含量控制 再生滑閥開度控制 燒焦罐溫度控制 主風機入 1 2 3 4 口流量控制 富氣壓縮機的控制 再生器一級旋風分離器入口線速度控制。 5 6 一些裝置對重要的過程變量（例如催化劑循環量、劑油比等）采用軟測量技 6 術，進行推斷和估計，并應用于生產過程中，取得了良好的效果。 2.2 工藝組成 2.2.1 反應-再生系統 反應-再生系統是催化裂化裝置的核心。該系統由反應和再生部分組成。反應 部分主要有：在提升管下端設置預提升段，提升介質可用蒸汽或干氣（或兩者 1 混合使用） ，主要目的是將再生器來的再生催化劑提升和加速，使其徑向

20、分布均 勻，為催化劑和原料充分接觸和反應提供較為理想的環境；根據原料油、回煉 2 油、油漿的性質，設置了多層進料噴嘴，選擇適宜的噴嘴形式和進料位置，以改 善霧化效果、提高目的的產品收率；增設了提升管溫度控制系統，依靠調節催 3 化劑循環量、原料預熱溫度、進料量使提升管中部多點溫度可控，也可在提升管 下部注入汽油、上部注入終止劑（汽油或除鹽水等）控制提升管出口溫度和反應 時間；在提升管出口安裝油氣快速分離系統，主要目的是使反應后的裂化油氣 4 與催化劑快速分離，減少二次反應，油氣應盡快離開沉降器進入分餾塔；設置 5 了汽提段，沉降器旋風分離器回收下來的催化劑，在汽提段用過熱蒸汽將其中夾 帶的油氣

21、置換出來后進入再生器；增設了金屬鈍化劑注入設施，根據原料中重 6 金屬的種類和含量，選擇適宜的鈍化劑，防止催化劑中毒。 再生部分有：再生器設有輔助燃燒室，用于開工時加熱主風、再生器升溫； 1 再生器內設有主風分布器，實現合理布風，保證正常流化和催化劑再生效果； 2 再生器設有兩級旋風分離器，用于氣固分離，降低催化劑損失；增設內取熱 3 4 器或外取熱器，取走再生燒焦過剩熱量，控制再生溫度；設有催化劑裝卸設施， 5 用于開、停工裝卸催化劑，控制適宜的催化劑平衡活性；部分裝置設有 co 助 6 7 燃劑加入系統，利用焦炭燃燒生成 co 的化學熱，實現完全再生，防止再生器尾 燃，降低裝置能耗。 2.

22、2.2 分餾系統 催化裂化分流系統主要由分餾塔、柴油汽提塔、回煉油罐以及塔頂油氣冷凝 冷卻系統、各中段循環回流及產品的熱量回收系統組成，其主要任務是將來自反 應系統的高溫油氣脫過熱后，根據各組分沸點的不同切割為富氣、汽油、柴油、 回煉油和油漿等餾分，通過工藝因素控制，保證各餾分質量合格；同時可利用分 餾塔各循環回流中高溫位熱能作為穩定系統各重沸器的熱源。部分裝置還合理利 用了分餾塔頂油氣的低溫位熱源。 富氣經壓縮后與粗氣油送到吸收穩定系統；柴油經堿洗或化學精制后作為調 和組分或加氫改質的原料送出裝置；回煉油和油漿可返回反應系統進行裂化，也 可將全部或部分油漿冷卻后送出裝置。 分餾系統主要過程在

23、分餾塔內進行，與一般精餾塔相比，催化裂化分餾塔具 有如下技術特點。 分餾塔進料是約 500且帶有催化劑粉塵的過熱油氣，故分餾塔不設提留 1 段。在分餾塔內，油氣首先通過脫過熱段，變成飽和油氣以利于產品的分餾。為 避免塔盤結焦堵塞，一般在油氣脫過熱段設有 810 層人字擋板。從塔底抽出的 油漿經換熱、冷卻后返回塔內和上升的油氣逆流接觸，使油氣迅速冷卻以便于分 離，并把油氣中夾帶的催化劑粉末洗滌下來，防止污染側線產品及塔盤堵塞。油 漿固體含量可用油漿回煉或外排量來控制，塔底溫度則用循環油漿流量和返塔溫 度進行控制。 8 產品質量易于控制。分餾塔除塔頂粗汽油外，一般還有柴油、回煉油側線 2 餾分，塔

24、底為油漿。這些餾分彼此之間設有富吸收油入口，主要回收吸收塔頂貧 氣帶出的輕汽油組分。 為減少分餾系統壓降，一般除分餾塔一中段外，都采用處理能力大、壓降小 的固舌形塔盤。 分餾塔過熱量大。一般設有 4 個循環回流以保證全塔熱平衡，即油漿循環、 3 二中循環回流（和/或回煉油循環） 、一中循環回流和頂循環回流。從節能角度看， 宜增大高溫位的油漿循環和中段循環的取熱量。 2.2.3 吸收穩定系統 吸收穩定系統主要包括吸收塔、解析塔、穩定塔和凝縮油罐、汽油堿洗沉降 罐以及相應的冷換設備。 該系統的主要任務是將來自分餾系統的粗汽油和來自氣壓機的的壓縮富氣分 離成干氣、合格的穩定汽油和液態烴。一般控制液態

25、烴。一般控制液態烴 c2以下 組分不大于 2（體積） 、c5以上組分不大于 1.5（體積） 。 工藝流程分單塔流程(吸收解吸合用一個塔)和雙塔流程（吸收解吸各用一個 塔） 。各設備的基本作用如下： 吸收塔以粗汽油、穩定汽油作吸收劑，將氣壓機出口的壓縮富氣中的 1 c3、c4組分盡可能吸收下來，解析塔則是盡可能將脫乙烷烷氣油中的 c2組分解吸 出去。 再吸收塔是以催化裂化柴油（或分餾塔中段循環回流或重汽油）作吸收劑， 2 把吸收塔頂的貧氣中的 c3、c4及汽油組分回收下來，富吸收油返回分餾塔。 9 穩定塔是將脫乙烷汽油分離成質量合格的液化氣和穩定汽油。 3 2.2.4 反應再生系統流程 反應-再

26、生系統主要包括新鮮進料預熱系統、反映部分、再生部分、催化劑 儲存和輸送部分、主風和再生煙氣部分及其他輔助部分。 典型的高低并列式提升管重油催化裂化裝置單器完全再生和再生器串聯的反 應-再生系統流程。 提升管反應器總進料一般包括新鮮進料、回煉油、回煉油漿（還包括急冷油、 回來汽油等） 。新鮮進料按其性質分為蠟油和渣油，按外供原料溫度分為冷料和 熱料。 （1）新鮮進料預熱流程 催化裂化裝置因加工原料不同，原料預熱溫度相 差大。對于蠟油催化裂化，原料預熱溫度 350380.重油催化裂化因生焦量大、 再生溫度高、油劑比大，新鮮進料溫度 180275。新設計或新改造的重油催化 裂化裝置多取消了原料加熱爐

27、，開工時通過油漿蒸發器倒引中壓或低壓蒸汽加熱 以提供原料升溫脫水的熱量。 冷料和熱料經計量表、管道混合后進入原料緩沖罐，經原料油泵加壓后與分 餾部分的介質（一中回流、循環油漿等）換熱，然后經原料流控制閥和進料噴嘴 進入提升管反應器。 部分老裝置有原料加熱爐，新鮮原料與分流戒指換熱后分幾路進入原料加熱 爐對流段，為保證進爐流量相同，每路都設有流控閥。在其對流室出口與回煉油 合流經加熱爐輻射段加熱到一定溫度后進入反應器。原料預熱溫度由加熱爐燃料 氣（或燃料油）流控閥自動控制。 10 （2）反應部分工藝流程 以往設計采用新鮮進料與回煉油混合進料，新新設 計或新改造的重油催化裂化多采用分段進料，將新鮮

28、進料與回煉油分開。 提升管底部設有與提升蒸汽和提升蒸汽（或干氣） 。從再吸收來的部分脫前 干氣經流控閥和提升管底部的蓮蓬式分布器進入提升管，與預熱提升蒸汽等作提 升介質，將從再生器來的約 640700的再生催化劑提升到進料位置。 提升管反應器進料由下而上依次為新鮮原料、回煉油、回煉油漿、急冷水 （含硫污水或除鹽水）和急冷油（可以是粗汽油、輕柴油）進料噴嘴。 新鮮原料分為幾路，每路設有流量控制閥，每路再分為兩支，每支路又加流 量指示，保證各路進料流量均勻，然后經過相對的兩個進料噴嘴進入提升管。霧 化蒸汽控制方案與新鮮進料相同。 回煉油先分成兩路，每路設有流量控制閥，每路再分為兩支，每支路又加流

29、量指示，保證各路進料流量均勻，然后經過相對的兩個進料噴嘴進入提升管。霧 化蒸汽約占回煉油量得 5（質量） 。 從又將泵來的約 350的部分油漿經流控閥和油漿進料噴嘴進入提升管，其 霧化蒸汽上設有限流孔板。除鹽水或從分餾含硫污水泵來的含硫污水經流控閥和 急冷水噴嘴、經蒸汽霧化后進入提升管。從分餾部分來的急冷油經流控閥和急冷 油噴嘴、經蒸汽霧化后進入提升管。 根據原料性質和產品質量、產品分布的要求，用再生單動滑閥自動控制提升 管（或集氣室）出口溫度約 480510。 從沉降室頂旋風分離器和提升管出口快速分離器分離下來的催化劑進入汽提， 與氣提蒸汽蒸汽逆流接觸，置換出的催化劑顆粒間和孔隙內的油氣匯合

30、進入沉降 11 器頂旋風分離器。 沉降器汽提段料位由待生單動滑閥自動控制。根據生產要求，用流控閥控制 汽提蒸汽流量。 重油催化裂化裝置多使用金屬鈍化劑。金屬鈍化劑用計量泵從儲罐中抽出， 根據原料性質和平衡崔戶籍污染情況，按一定比例與新鮮進料混合后進入提升管 反應器。采用非水溶性的金屬鈍化劑，還需打入一定量的稀釋柴油，以提高注入 管線的線速度，防止管線堵塞。 （3）再生部分工藝流程 對于常規單段再生，來自沉降器汽提段得待生催化 劑分布器進入再生器床層，與貧氧主風逆向接觸，燒掉催化劑上大部分氫和部分 碳，然后與主風分布器來的主風接觸，燒焦后的再生催化劑經再生器底部的淹流 管排出再生器。 夾帶催化劑

31、的再生煙氣上升穿過催化劑床層料面進入設在稀相段的兩極多組 旋風分離器，絕大部分催化劑被分離下來返回催化劑床層。分離后的煙氣經集氣 室排進再生煙道，經蒸汽過熱器溫度降到700，在經第三級旋風分離器（三 級） ，將煙氣含塵量降到250mg/m3大部分煙氣進入煙氣輪機（煙機）發電或帶 動主風機運行。煙機出口煙氣與其旁路煙氣匯合，經過余熱鍋爐，溫度降到約 180后排進大氣。 再生壓力在再生煙氣全部進煙機時由煙機入口蝶閥控制；在再生煙氣部分進 煙機時由煙機旁路閥自動控制。 對重油催化裂化裝置，再生器還設有內取熱器和/或外取熱器，可通過調節 外取熱器滑閥開度和/或流化風量控制外取熱器取熱量來調節再生溫度。

32、 12 對于重油催化裂化裝置，再生器還設有內取熱器和/或外取熱器，可通過調 節外取熱器滑閥開度和/或流化風量控制外取熱器取熱量來調節再升溫度。 對于兩個再生器串聯的催化裂化裝置，第一再生器（一再）為不完全再生。 一再催化劑料位由半再生單動滑閥控制。一再半再生催化劑經半再生立管、半再 生單動滑閥與從一再外取熱器來的冷催化劑一并用增壓風送到二再繼續燒焦。二 再再生催化劑經脫氣罐和再生立罐、再生滑閥進入提升管反應器。 新的設計采用一再和二再集氣室出口煙氣在煙道中匯合，在補入適量的主風， 使煙氣中 co 完全燃燒，高溫煙氣經高溫取熱爐，溫度降到不大于 700，依次進 入三旋、煙機、余熱鍋爐，最后排進大

33、氣。 二再壓力控制與常規單段再生相同。一再與二再的壓差根據壓力平衡由一再 出口雙滑動閥自動控制。 再生器噴燃燒流程;從封油泵來的柴油經過流控閥，從再生器密相四個燃燒 油噴嘴進入再生器。根據噴油處的溫度指示，可判斷燃燒油是否噴著。 （4）主風和增壓風流程 主風機出口主風一部分進增壓機，經過加壓后通過 流控閥作外取熱器和空氣提升管用風。其余主風經過主風單向阻尼閥（與氧氣混 合）一部分經流控閥作再生器底部小分布環用風，其余經過輔助燃燒室一、二風 次閥進入再生器，用于催化劑再生燒焦。 對于燒焦罐式的裝置，主風機出口主風一部分經輔助燃燒室、主風分布器進 入燒焦罐底部，其余少量主風直接進入第二密相床的分布

34、器。 對于同軸式裝置，主風機出口主風分別進入兩密相段底部的分布器。 在主風中段時，主風自保動作，主風單向阻尼閥關閉，從該閥后向再生器通 13 入事故蒸汽以維持再生器催化劑流化。同時原料自保動作，切斷反應所有進料， 新鮮進料通過事故旁通線，可進入原料緩沖罐、回煉油罐、分餾塔底、油漿緊急 放空線等，反應進料霧化蒸汽流控閥全開。 當增壓風中斷時，增壓風自動保護作，增壓風流控閥關閉，從該閥向空氣提 升管通入事故蒸汽以防止空氣提升管堵塞。 14 第 3 章 控制方案設計及論證 3.1 控制系統的控制目標 石油餾分的催化裂化反應是一個氣-固相的非均相催化反應，在反應器中， 原料和產品是氣相，而催化劑是固相

35、，因此在催化劑表面進行裂化反應時，包括 以下 7 個步驟： 原料油分子由主氣流擴散到催化劑表面； 1 原料油分子沿催化劑微孔向催化劑的內部擴散； 2 油氣分子被催化劑內表面所吸附； 3 油氣分子在催化劑內表面進行化學反應； 4 反應產物分子自催化劑內表面脫附； 5 反應產物分子沿催化劑微孔向外擴散； 6 反應產物分子擴散到主氣流中去； 7 近年來許多中外企業增設了第二再生器，其主要控制目標為： 處理殘炭 15.5（質量）的原料時，生焦率 67（質量） ，不設 1 取熱設施； 采用兩個串聯的再生器，兩個再生器的煙氣自成系統，第二再生器采用外 2 旋； 使用金屬鈍化和高效霧化進料噴嘴； 3 使用采

36、用超穩分子篩（usy）催化劑； 4 15 3.2 設計控制系統應遵循的原則 以反應-再生系統為例，應用目的是平穩操作工藝、保證產品產量和質量。 要達到此目的就必須保證： 單程轉化率與總轉化率：用新鮮的原料油加回煉油作為原料油來計算的轉 1 化率稱為單程轉化率，僅用新鮮原料油作為原料油來計算稱為總轉化率。 單程轉化率=100（重） 總進料 焦炭氣體汽油 總轉化率=100（重） 新鮮原料 焦炭氣體汽油 藏量：在反應器或再生器經常保持的催化劑量稱為藏量。一般指分布板以 2 上的密相床層的催化劑重量；以噸表示。 空速：每小時進入反應器的油量與反應器內催化劑藏量之比。如以重量為 3 單位的稱重量空速，如

37、以體積為單位的稱作體積空速。 假反應時間：空速越大，原料油停留在催化劑上的時間越短，故用空速的 4 倒數稱假反應時間。但此值并不代表原料油在反應器內的真正反應時間，只是一 個用于比較的相對數值。 假反應時間=h 空速 1 催化劑循環量:單位時間內進入反應器的再生催化劑量，以 t/h 表示。 5 油劑比：單位時間進入反應器的再生催化劑量（即催化劑循環量）與反應 6 器進料量之比。常以 c/o 表示。 16 油劑比= )/ )/ ht ht 總進料量（ 催化劑循環量（ 3.3 自動控制系統的基本方案 在討論催化裂化及反應再生基本控制方案中，大多數采用的是單回路控制系 統。但也有串級控制系統。下面就

38、簡單概述一下這些控制系統： （1）單回路控制系統 單回路控制系統是由被控對象、一個測量元件及變送器、一個控制器和一個 執行器所組成的單回路負反饋控制系統。它是最基本、最常見、應用最廣泛的控 制系統，結構簡單，易于實現，適應性強。 （2）串級控制系統 一個控制器的輸出用來改變另一個控制器的設定值，這樣連接起來的兩個控 制器稱作是串級控制，兩個控制器都有各自的測量輸入。但只有主控制器具有自 己獨立的設定值。副控制器輸出信號送給被控過程的執行器，這樣組成的系統稱 為串級控制系統。它主要用于對象慣性滯后打，對象具有較大的純滯后和嚴重的 非線性以及干擾幅值大且頻繁等場合，其優點： 由于副回路的快速作用，

39、發生于副回路的擾動在影響變量之前即可由副控 制器予以校正。 副對象的相位滯后，由于構成了副回路而顯著減小，從而改善了回路的相 應速度。這對克服進入主副回路的擾動都是有利的。 串級系統對副對象及控制閥的變化具有較好的魯棒性。 當副變量為流量時，副回路可以按照主回路的需要對質量流和能量流實施 17 精確的控制。 （3）雙重控制系統 一個被控變量采用兩個或兩個以上的操縱變量進行控制的控制系統稱為雙重 或多重控制系統。這類控制系統采用不止一個控制器，其中，一個控制器輸出作 為另一個控制器的測量信號。 系統操縱變量的選擇需從操作優化的要求綜合考慮。它即要考慮工藝的合理 和經濟，又要考慮控制性能的快速性。

40、而兩者又常常在一個生產過程中同時存在。 雙重控制系統是綜合這些操縱變量的各自優點，克服各自弱點進行優化控制的。 雙重控制系統增加了副回路，與由主控制器、副控制器和慢對象組成的慢響 應的單回路控制系統比較，有以下特點。 增加開環零點，改善控制品質，提高系統穩定性。 1 提高雙重控制系統的工作頻率。 2 動靜結合，快慢結合，急則治標，緩則治本。 3 3.4 控制方案的設計及論證 控制設計 對于催化裂化反應及再生控制，我認為應需從三個方面來考慮設置必要的控 制系統: 物料平衡控制 1 所謂物料平衡主要是指進入和排出反應-再生系統的個種物料的平衡，如原 料與產品、單程轉化率與回煉油比、燒焦與生焦、供氧

41、與需氧、催化劑的損失與 補充、氣體產量和氣壓機能力的平衡等。 18 反應熱平衡控制 2 熱平衡是指反應需熱和供熱的平衡，反應所需熱量的提供主要是再生器燒焦 放出的熱量通過催化劑循環傳遞到反應器，因此反應器和再生器應保持需熱和供 熱的平衡，才能保持一定的反應溫度和再升溫度。 反應溫度和再生溫度的確定分別是根據原料油性質、生成方案、對轉化率的 要求和燒焦放速度及再生形式的要求確定的，操作中往往控制反應溫度。再升溫 度和再生器熱平衡的結果。 約束條件控制 3 為保證反應再生系統的正常、安全操作，必須使某些操作參數限制在約束條 件之內。催化裂化反應再生裝置約束條件為工藝能否達到使結焦的催化劑恢復到 催

42、化反應要求的活性標準。直接的判別標準是再生催化劑含碳量，間接的標準則 是催化劑的平衡活性。 不同類型的催化劑對反應再生催化劑的含量的要求相差很大。如今廣泛使用 沸石催化劑要求 cr值進一步降到 0.050.1，以適應催化劑本身活性降低的 條件。考慮到不少工業催化劑在 730以上的水熱穩定性差，如果要求 cr不大于 0.05，一般要采用特殊的待生劑進入方式和分配結構或者兩段再生工藝，讓少 部分的催化劑藏量處在第二段的高溫下（該段煙氣中水蒸氣量少，水熱失活相對 減輕） ，第二段燒炭強度雖較低，但可以從第一段的高的燒炭強度得到補償。循 環床再生工藝 cr值一般為 0.1左右，這時快速床出口溫度 70

43、0.如果提高溫度， 或者降低平均燒炭強度，可以得到更低的 cr。 反應再生器內催化劑量占裝置的系統總藏量的 70以上，溫度高達 700以 19 上，水蒸氣分壓在 2030kpa，這樣的條件促使催化劑的失活，可以認為反應-再 生系統催化劑的永久失活主要取決于再生器的工藝條件。對于單段再生這個溫度 上限約為 730，對于兩段再生的第二段溫度可適當提高。當加工高金屬渣油時， 為了保持平衡劑上的重金屬含量二允許較高的置換率，因而平衡活性也較高，為 此考慮使用含重金屬不高的商品平衡劑進行置換，保持適當的平衡活性。 控制方案的設計及論證 不同催化裂化類型的主要差別在于不同類型的反應-再生部分，下面介紹兩

44、種反應-再生系統的控制方案。 密相床流化催化裂化：原料油由原料油泵生壓后，順序通過一系列換熱器， 1 分別與分餾塔頂循環回流、中段回流、輕、重柴油、塔底油漿換熱，然后與回煉 油和并進入加熱爐加熱到 300400，由加熱爐出來的原料油、回煉油與分餾塔 塔底出來的部分回煉油漿混合組成反應總進料經過若干噴嘴，用霧化蒸汽噴入反 應器稀相提升管，在其中與來自再生器的高溫催化劑（580600）接觸，隨即 汽化并進行反應，油氣在稀相提升管內的停留時很短，約 2030的反應在此 進行，經過部分反應的油氣和催化劑混合物進入進料彎管，并通過分布板再進入 反應器的密相床層內繼續反應，大部分反應在密相床中完成。 提升

45、管流化催化裂化：新鮮原料和回煉油在加熱爐入口匯合，經加熱爐加 2 熱至 360400，然后噴入提升管底部與高溫再生催化劑相遇，立即全部氣化， 并高速通過提升管反應器，反應溫度為 470510，反應時間為 34s。提升管 下部不同高度設兩個以上的進料點，以控制原料不同的停留時間，反應后的汽油 經頂部傘帽快速分離，迅速分離出大部分催化劑，油氣與其攜帶的少量催化劑經 20 兩級旋風分離器，在此分出部分催化劑后，經集氣室排出，進入分餾塔。下面我 就分別討論及論證各種控制方案： 3.4.1 加熱爐控制 1.加熱爐溫度控制 加熱爐是利用燃料在爐膛內燃燒產生的容量，在爐內爐管中通過的物料加熱 至下游工藝工程

46、所需的溫度，很好的滿足下游工藝過程對工藝介質工藝的要求。 爐溫的波動，將給下游裝置的平穩操作帶來不利影響，進而影響到成品的質量和 收率，因此，溫度控制是加熱爐操作的關鍵，而工藝介質爐出口溫度的控制是加 熱爐操作的目的和控制的核心。 1)爐出口溫度 爐出口溫度是指被加熱介質流出加熱爐時的溫度，它包括各分支溫度，總出 口溫度及被加熱其他介質的出口溫度。其溫度的高低取決于后續工藝過程的要求 和被加熱介質的性質，以及爐管的材質等，加熱爐總出口溫度的高低決定了被加 熱物料的汽化率、裂解率和轉化率等，是加熱爐控制的總目標。爐出口分支溫度 是該分支介質在爐管內的受熱情況和介質流量的綜合反應，爐出口溫度的穩定

47、與 否直接影響后續工藝過程的操作、成品的性質和成品的收率。因此，被加熱介質 的爐出口溫度，是加熱爐日常操作中最重要的控制參數一般要求其變化范圍在 1-1之間。 加熱爐爐出口溫度控制一般都采用竄級調節系統，竄級調節的負控制回路能 及時測量到來自燃料波動的干擾，并對此加以控制，縮短了反饋和調節的通道， 為爐出口溫度的控制創造了有利條件，對于主回路的干擾，負控制回路雖然不能 21 直接進行調節，但由于負控制回路能及時測量到燃料的干擾，并快速進行消除， 加快了調節過程，減少了動態偏差。 2)爐膛溫度 爐膛溫度又稱火墻溫度，是指煙氣離開輻射室進入對流室的溫度，它表征; 爐膛內煙氣溫度的高低，是加熱爐操作

48、中的重要控制指標。爐膛溫度是加熱爐負 荷的反應，提高爐膛溫度能夠提高加熱爐的輻射傳熱強度，但過高的爐膛溫度， 不僅容易引起管內介質的結焦，而且容易燒壞爐管、爐板等，不利于加熱爐的長 周期的安全運行，除烴裂解爐、烴蒸汽轉化爐外其他管式加熱爐都把該溫度控制 在大約 850以下。 為保證對路體溫度的準確測量，熱偶等測量元件應安裝在煙氣流動、火焰撲 不到的位置。為避免水平安裝的熱偶受熱變形，一般要求插入爐內的最大懸臂長 度 600mm，熱偶套管要選用耐熱、抗酸氧化材質。 2.加熱爐壓力控制 在加熱爐操作和管理中，壓力的控制，不僅關系著加熱爐平穩運行，而且液 關系加熱爐長周期安全運行，它包括對爐膛壓力、

49、燃料壓力、霧化蒸汽壓力的監 控。為保證加熱爐長期、平穩、高效、安全運行，各個企業常常把這些壓力參數 作為加熱爐的工藝控制指標，在日常的操作和維護中嚴格加以執行6。 1)爐膛壓力 無論是對自然通風還是加強通風加熱爐爐膛壓力都是加熱爐操作中主要控制 參數，它不止是關系著燃料的燃燒狀況、加熱爐操作的優化、熱效率的提高、而 且還影響加熱爐的安全運行，一般把爐膛壓力控制在-2mm h2o(對流室下方) ， 22 同時還要兼顧火焰燃燒狀況，以保證燃料的充分燃燒。 爐膛負壓是指爐內壓力與爐外同標高處大氣壓力之差。它的爐膛抽力大小的 反應，加熱爐負荷，煙道擋板開度、煙囪高度、引風機運行情況、引風機入口蝶 閥開

50、度都影響著爐膛開度的大小。爐膛負壓不足將會造成空氣如爐困難，煙氣不 能及時排出，燃燒不能正常進行，使煙氣和火焰從點火孔，看火窗等縫隙處噴出， 嚴重時將造成爐膛回火爆炸。爐膛負壓過的將會造成加熱爐漏風量增大，大量空 氣進入爐內，這不僅會造成爐管的加速氧化剝皮，而且還會造成加熱爐熱效率的 降低。因此，加熱爐必須在事宜的負壓下進行。 自然通風的加熱爐，一般是通過調節煙道擋板的開度來調節爐膛負壓的，對 強制通風的加熱爐是通過調節引風機入口蝶閥的開度來控制爐膛負壓的，對采用 變頻器的引風機電機，爐膛負壓的控制是通過調節電機的轉數來實現的。為檢測 爐膛負壓，一般要在輻射室、對流段、煙囪設置導壓管，利用一臺

51、微差壓變送器 進行負壓測量，遠傳至主控室進行監控。 2)燃料器壓力 燃料器壓力也是加熱爐日常操作中的工藝控制指標，不同的企業該指標的控 制高低不同，一般必須滿足燃燒器對最低燃料壓力的要求，對于純燒燃料器的加 熱爐，燃料的壓力還必須滿足被加熱介質對所需要求，燃料器壓力也不易控制過 高，過高的壓力不利于燃料系統設備的安全運行，同時還容易引起噴嘴脫火或滅 火，不利于加熱爐的安全運行。 在日常操作中燃料的壓力必須維持平穩。因為燃料是為被加熱介質提供熱源 的，壓力的變化將引燃料質量的變化，引起燃料供熱的改變，進一步影響到被加 23 熱介質爐出口溫度的穩定，給加熱爐的平穩運行帶來了困難。燃料系統的壓力一

52、般通過壓控閥來調節，系統壓力高，該閥開啟向低壓系統排放，否則，該閥開啟， 自低壓系統倒補燃料氣，以維持燃料氣系統壓力的穩定，如圖 3-2 所示。 圖 3-2 加熱爐綜合控制（進料流量、爐底壓力、爐出口溫度） 3.4.2 反應再生系統系統工藝參數控制 反應再生溫度控制 一般通過調節兩器催化劑循環量和/或反應進料溫度控制反應溫度。 1.調節催化劑的循環量。同軸式催化裂化利用再生塞閥（或再生滑閥）控制 催化劑的循環量。高低并列式催化裂化和前置燒焦罐式催化裂化利用再生滑閥控 制催化劑的循環量。圖 3-2 加熱爐綜合控制（進料流量、爐底壓力、爐出口溫度） 24 2.有原料加熱爐的裝置用爐出口溫度控制反應

53、進料溫度。無原料加熱爐的裝 置主要控制原料與循環油漿換熱后的溫度。 3.反應溫度一般用提升管出口溫度表征。對于采用 vqs、vss 或 vds 等直連式 分離系統的裝置一般控制沉降器集氣室出口溫度。如果該控制點溫度失靈，應立 即用距該溫度測點最近的溫度點控制反應深度。對于 mip 裝置，一般控制第一反 應區出口溫度。 (1) 反應-再生器藏量 對于提升管催化裂化裝置，一般用待生滑閥（或待生塞閥）控制反應器藏量。 為了減少有害的二次反應，裂化汽油在提升管出口與催化劑快速分離，沉降器催 化劑料位一般不超過汽提段。只有當頂旋料腿翼閥故障時，才有可能提高料位埋 住翼閥操作。 正常開工時，在提升進油前，

54、再升溫度一般由輔助燃燒室瓦斯流量和/或再 生器噴燃燒油量控制。 對于蠟油催化裂化，正常生產時當反應生焦不足以維持兩器熱平衡時，一般 用再生器噴燃燒油控制再升溫度。 對于重油催化裂化，正常生產時，有外取熱器的裝置，一般調節外取熱器的 裝置，一般調節外取熱量控制再升溫度；無取熱設施裝置，可調整反應進料量或 進料性質控制再生溫度。采用兩段再生的裝置，可調整反應進料量或進料性質控 制再升溫度。采用兩段再生的裝置，可調整一、二段燒焦比例，控制再升溫度。 在其他相同條件下，提高再生溫度，反應-再生系統催化劑循環量減小，催 化劑再生燒焦效果改善。對于重油催化裂化裝置，采用兩段再生，一段再生溫度 25 較低，

55、二段再升溫度較高（一般在 700左右） ；采用單器再生，為避免催化劑高 溫水熱失活，再升溫度一般不大于 670。 (2) 反應再生兩器壓力 反應壓力一般指沉降器頂部的壓力。對于采用 vqs、vss 等直聯式分離系統 的裝置，是指沉降器集氣室內的壓力。 正常生產時，一般用氣壓機入口壓力自動調節氣壓轉速或氣壓機反飛動流量 控制反應壓力。 當發生原料嚴重帶水、反應進料流控閥失靈全開造成進料量突增或氣壓機停 運等情況時，反應壓力超高，可及時用氣壓機入口放火炬閥控制壓力，避免憋跳 分餾塔頂安全閥。 再生壓力可采用再生壓力單參數控制或反應-再生兩器差壓控制。 對于采用單器再生的催化裂化裝置，有煙氣輪機（煙

56、機）的裝置，可用煙機 入口蝶閥或煙機旁路分程控制再生壓力。沒有煙機的裝置一般用雙動滑閥控制再 生壓力。 對于兩個再生器串聯再生的裝置，一般用一再出口雙動滑發控制一再和二再 差壓。采用一再和二再出口煙氣合流的裝置，二再壓力控制與單器再生裝置相同。 采用一再和二再出口煙氣分流的裝置，如一再煙氣先進煙氣，然后經 co 焚燒爐 燒掉煙氣中的 co 后再與二再煙氣合流，再生壓力控制與單器再生裝置不同。 當主風機突停、再生器輔助燃燒室一次風閥（和二次風閥）失靈關閉或再生 壓力控制閥失靈全開，將造成再生壓力突降，處理不當會造成催化劑中斷循環， 待生催化劑嚴重帶油。外取熱器和/或內取熱器爆管或再生壓力控制閥失

57、靈全關， 26 將造成再生壓力突降，甚至造成主風機飛動。應立即采取有效措施，防止惡性事 故發生。 (3) 再生器出口煙氣氧含量 一般通過調節進入再生的主風流量（和/或氧氣含量）控制再生器出口氧含 量。 對于單器完全再生的催化裂化裝置，一般加入 co 助燃劑，控制再生器出口 氧含量 13（體積） 。 對于兩個再生器串聯再生的裝置，一再不完全再生，二再高溫再生，不使用 co 助燃劑。采用一再和二再出口煙氣合流的裝置，在混合煙道中再通入適量的主 風，將煙氣中的 co 燒掉，控制混合煙氣中氧含量 13（體積） 。采用一再和 二再出口煙氣分流的裝置，一再煙氣中的 co 通過焚燒爐燒掉，二再出口煙氣氧 含

58、量控制在 1.5（體積）左右。 (4) 沉降器汽提蒸汽量 沉降器汽提蒸汽量直接影響汽提效果和汽提段催化劑密度。汽提蒸汽量過小， 汽提段催化劑密度700kg/m3,可能會影響待生催化劑順利送到再生器。汽提蒸汽 量過大，會增大裝置能耗，增加運行成本。 一般控制汽提蒸汽量約占催化劑循環量的 0.35%（質量） 。正常生產時，根據 生產負荷線控制較大的氣體蒸汽量，然后慢慢降低汽提蒸汽量，同時觀察再生溫 度變化，直到再生溫度有所提高時再適當增大汽提蒸汽量。 當儀表故障或反應供汽中斷造成汽提蒸汽流量突降或中斷時，應立即大幅度 降量操作或酌情切斷反應進料，避免發生催化劑死床，造成催化劑循環中斷。 27 (5

59、) 劑油比 劑油比是催化劑循環量與反應總進料的比值。提高油劑比，可增加與單位原 料接觸的催化劑活性中心，可提高反應轉化率，氣體和焦炭產率升高，在其他相 同條件下，汽油辛烷值升高、烯烴含量降低。 加工高殘炭、含氮量高的原料，應控制較大的劑油比。對于重油催化裂化， 提高劑油比可彌補高溫再生造成的催化劑的水熱失活，以維持較高的催化劑動態 活性。 提高劑油比，可采取如下方法：適當降低再生溫度或進料預熱溫度、選擇焦 炭選擇性好的催化裂化劑或焦劑維持較低的催化劑碳差。圖 3-1 為催化裂化控制 系統流程圖。 28 圖 3-1 催化裂化反應-再生控制系統流程圖 第 4 章 主要儀表及選型 4.1 儀表的選型

60、 在石油加工過程中,為了有效的進行生產操作和優化控制,需要對工藝流程中 的溫度、壓力、流量、液位、等基本工藝參數進行測量、調節,這離不開各種儀 表。 一個參數的調節過程是: 29 參數測量-顯示-設定值對比-控制器-執行器-參數變化。測量儀表有溫度儀 表,壓力儀表,流量儀表,液位儀表等。 4.1.1 溫度測量儀表 溫度的測量我選擇工業用裝配式熱電偶是由上海市大成自動化設備有限公司 研制的作為測量溫度的傳感器，通常和顯示儀表、記錄儀表和電子調節器配套使 用。它可以直接測量各種生產過程中從 01800 范圍內的液體、蒸汽和氣體 介質以及固體的表面溫度。它的價格是 750 元。 由鐵嶺鐵光儀表有限公