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1、催化MIP标定报告一、标定目的及内容 目的主要是对MIP改造后的工艺设备状况进行全面了解及发现问题，提出完善措施,具体内容包括: MIP改造后装置反-再及分馏系统基础数据； 装置物料平衡、产品性质，初步环评; 反应-再生-分馏系统、能量回收系统压降分布； 热负荷计算； 装置能耗计算；二、标定原则1、标定期间各工况日加工负荷为3200吨，原料组成比例均为：直馏蜡油：焦化蜡油：减压渣油 60 ：20 ：20 2、标定工况：（1）催化-芳烃联合运行工况：MIP工况（循环塞阀开度20%左右，反应二区藏量5吨）； 标定主要工艺参数项目单位工况再生器压力MPa(G)0.170两器差压MPa(G)+4550
2、密相温度680690二反藏量t45循环塞阀开度%20反应一区出口温度515原料预热温度180190新鲜进料量t/h130135热蜡油量t/h50回炼油去芳烃量t/h18分布管主风量Nm3/mim2455再生器藏量t185195沉降器藏量t40（2）冲洗油用量稳定。（3）芳烃抽提工况稳定。（4）保持加工量、主风量、反应器反应温度、外取热器取热量、产品馏出口温度等基本操作条件不变。（5）其它操作参数及产品质量控制按现行工艺卡片指标执行，有关工况作如下界定:1）平衡催化剂性质处于正常状态,微活60;2）容402不凝气只排容301；3）烟机、余锅、外取热、2#气压机等设备工况稳定良好;自产中压蒸汽进2
3、#气压机;2#气压机背压蒸汽进1.3MPa管网; E401用1.3MPa蒸汽加热; 三、计量原则：（1）减渣、冷蜡、焦化冷蜡各量由专罐供给，人工检尺，减渣同时通过质量流量计计量；（2）常减压热蜡量由常减压热蜡涡街表计量；（3）油浆、汽油、柴油、重芳烃罐区专罐专收，拔头油芳烃专罐专收，人工检尺计量、；（4）干气量按流量计（FI409）小时平均值累计计量得到；（5）液化气量由装置流量计（FQ464）计量；（6）生焦量由工艺计算得到；（7）新鲜水由机泵区、三机水表计量；循环水由流量计分稳FQ416、FQ459、三机FQ605、及机泵循环水水表计量；中压脱盐除氧水由余锅FQ703、外取热FQ901、V
4、705上水FQ921计量；（8）蒸汽由相应蒸汽流量表计量，无流量表或计量不准以上水量或冷凝水量计量；（9）含硫污水量由FI350小时平均值计量；（10）凝结水按蒸汽消耗量计量；（11）电：装置用电量由1#变、2#变、轴流风机电流表读数之和减去二罐区1#变、2#变计算用电；四、标定数据的采集 1、工艺工艺参数记录时间： 3月20日8时 2、现场压力实测一次 3月20日8时至16时 五、标定物料平衡项目数量t/d收率(%)一原料3207.72热蜡597.9818.64冷蜡1365.3442.56焦蜡655.4020.43减渣589.0018.36合计3207.72100二产品干气103.533.2
5、3液化气477.7214.89汽油1352.7742.17柴油832.7425.96重芳烃62.781.96油浆84.032.62生焦277.478.65损失16.680.52合计3207.72100.00三总液收2663.2383.02四回炼油回炼油量585.6回炼比0.18五转化率总转化率68.94单程转化率58.42六、现场测定数据表序号名称位置单位数值备注1再生器顶压力PIC206引压点放空KPa1702三旋入口压力三旋顶部KPa1583三旋出口压力三旋顶部采样口KPa1464烟机入口压力烟机KPa1365烟机出口压力烟机KPa8.56余锅入口压力余锅入口水封后KPa57沉降器顶压力P
6、I212引压点放空KPa1218分馏塔底部压力分馏塔液面下引压点KPa10619分馏塔顶压力分馏塔顶KPa9210V301顶压力V301顶富气采样口KPa6011机504/2入口压力入口富气闸阀处KPa5812主风出口压力主风出口管线上KPa218七、分馏塔热负荷计算1、分馏塔进出热量进方出方项目温度状态流量热焓热量项目温度状态流量热焓热量t/hkcal/kgKcal/ht/hkcal/kgkcalh干气+损失477气态4.80399.81919101干气+损失102气态4.80179.8863040液态烃477气态19.91352.47017086液态烃102气态19.91106.02110
7、460稳定汽油477气态56.3736520575050稳定汽油102气态56.371407891800轻柴油477气态34.734511971500轻柴油200液态34.71073712900回炼油477气态25.13358408500回炼油316液态25.11754392500油浆477气态3.53401190000油浆349液态3.5198693000富吸收油40液态29.026.07756030水蒸汽（反应）477气态28.42838.423827328水蒸汽102气态29.92650.819471936水蒸汽（分馏）250气态1.5710.21065300总计767298943913
8、5636注:分馏系统损失按装置损失70%计算2、各段回流取热项目离塔温度离塔状态热焓返塔温度返塔状态热焓流量取热量比例kcal/kgkcal/kgt/hKcal/h%顶循回流121液态6680液态50277443200015.4冷回流102气态135.7242液态30.424421200粗汽补顶循102气态135.7242液态30.428842400一中回流274液态157136液态742241859200050.1二中回流316液态175290液态1585910030002.7油浆循环回流349液态198306液态1673811181100031.8总取热量37101600100.03、分馏
9、塔热损失分馏塔热损失=76729894-39135636-37101600=492658（根据经验公式计算，热损失在58万Kcal/h）分馏塔热损失%=492658/76729894100=0.64%八、分析项目1.罐区检尺计量密度测定、大气数据样 名罐号3月19日3月21日时 间项目3月20日密度密度减 渣2060.96840.9692大气压力mmHg766.5蜡 油3000.91670.9141蜡 油3030.90390.9304干球温度9稳 汽6010.73480.7278轻 柴8010.86700.8674湿度RH%65油 浆2031.06001.0344芳 烃13011.07241.
10、07142.重质油品分析项目混蜡热蜡冷蜡焦蜡减渣回炼油油浆抽余油抽出油采样地点催化催化303300催化催化催化芳烃芳烃密度g/cm30.92700.90420.90390.91670.96841.00661.04540.94821.0764馏程IBP 273301257265392270322314313 5% 34933734734650134739536836510% 36436039537454136240437737630%39440042740938044239939250%45242445342839246540840070%48144947844540650541641590%
11、49452546943344043495%523548482449453446KK561556509465561/80501487350馏出500馏出5残炭 %3.20.81.540.5915.00.212.00.41.5粘度8019.5314.9213.596.229.949.611.98粘度10011.548.638.283.86457.586.2552.066.618.60碱性氮ug/g100259470816241778215671261362苯胺点 测不出测不出71.255.2Fe1.12.0Ni3.819.0Cu110m10.84氢气15.611.834.635.1110-80m1
12、7.63空气4.911.280-40m47.95甲烷11.610.825.324.040-20m20.97CO21.21.02.420m2.61乙烯5.35.410.710.9堆积密度充气密度（g/ml）0.8322乙烷5.45.410.010.7H2S100ppm10ppm2.63.54.13.0沉降密度（g/ml）0.8547丙烯34.939.917.219.00.90.9丙烷8.38.54.34.10.30.2密实密度（g/ml）0.9806异丁烷18.819.67.98.90.20.2正异丁烯17.314.76.67.10.1骨架密度g/ml2.68正丁烷4.03.71.72.00.2
13、0.02孔体积 ml/g0.25反丁烯9.37.23.73.8微反活性61.9顺丁烯6.35.22.62.9重金属ug/gFe2595丁二烯0.30.3Ni5146碳五0.81.09.110.9Cu18氧0.30.5V1234氮5.312.1Na1936N282.6烟道气分析数据Sb1323CO ppm75CO2 %14.2O2 %3.5采样地点催化裂化5、污水分析样品名称V301污水V401污水PH值8.77.5含油，mg/l45494硫化物，mg/l25504758挥发酚，mg/l706418COD，mg/l814910207氨氮，mg/l14591911附：催化掺重渣油模拟蒸馏分析数据I
14、BP 1% 2% 3% 4% 5% 6% 7% 8% 9% 10% 11%1 419 451 472 488 501 511 520 528 534 541 546 催化剂定碳：再生剂0.09 待生剂1.1九、装置蒸汽平衡及能耗计算1、装置电耗实测总电量705柜718柜757柜催化总量时间二罐区1#变二罐区2#变催化1#催化2#轴流风机合计(KWH)20日8:004391.94695.22521.62238.783840.2321日8:004393.24695.42523.22241.453846.64电量(KWH)4680720187203204076920122280注：催化装置总耗电量=
15、705+718+757-1#变-2#变2、装置产汽系统水汽平衡进方出方项目单位数量项目单位数量余锅除氧水（新）t/h7.89排污t/h2.85余锅除氧水（老）t/h19.63中压饱和蒸汽量t/h51.6V-704t/h53.23中压过热蒸汽量t/h26.4V-705t/h5.16放空蒸汽量t/h5.01t/h85.91t/h85.913、装置产汽系统蒸汽平衡进方单位数量计量表量出方单位数量余锅产中压过热汽（新）t/h7.5826.3进机504/2量t/h24.61余锅产中压过热汽（老）t/h18.85 PIC904A量t/h25.4V-704产中压饱和汽去内取热量t/h26.23 59.24减
16、温减压器量t/h28.0V-704去低压蒸汽量t/h25.40 放空蒸汽量t/h5.01V-705产中压饱和汽t/h5.01 83.06合计t/h83.06 4、装置输入、输出蒸汽及凝结水装置输入装置外来中压汽t/h23.96装置外来低压汽t/h13.69输出装置并低压汽（TIC101）t/h28.0机504/2背压并低压网t/h48.58凝结水t/h7.085、能耗计算能耗计算单位耗量小时耗量能耗指标单位能耗序号项目单位耗量单位耗量单位耗量单位能耗1新鲜水t/t0.02t/h2.53kgEO/t0.18kgEO/t0.00362循环水t/t26.58t/h3552.54kgEO/t0.10k
17、gEO/t2.6583脱氧水t/t0.64t/h85.91kgEO/t9.20kgEO/t5.88841.3MPA蒸汽t/t-0.47t/h-62.92kgEO/t76.00kgEO/t-35.7253.8MPA蒸汽t/t0.18t/h23.96kgEO/t88.00kgEO/t15.846污水t/t-0.22t/h-29.22kgEO/t-0.01kgEO/t-0.15987电kwh/t38.12kwh/h5095.00kgEO/t0.30kgEO/t11.448焦碳t/t0.0865t/h11.56kgEO/t1000.00kgEO/t86.509净化风Nm3/t15Nm3/h6.7kgE
18、O/t0.04kgEO/t0.269非净化风Nm3/t140Nm3/h62.87kgEO/t0.03kgEO/t1.89211热进出料kcal/t-6657.13kcal/h-1114350.0kgEO/t-2.85kgEO/t-6.65712凝结水t/t0.057.08kgEO/t9.20kgEO/t-0.4913合计81.46十、部分工艺参数核算项目单位数值烟风比1.04氢碳比0.099再生器一级旋分线速m/s18.66再生器二级旋分线速m/s21.55再生器密相线速m/s0.89再生器稀相线速m/s0.57催化剂循环量t/h850剂油比5.54重时空速h-128.7十一、技术分析1、物料
19、平衡分析从产品分布看，汽油、液化气产率比改造前有较大提高，与改造前工况（2002年2月标定）比，汽油提高约3个百分点、液化气提高约2-2.5百分点，柴油产率降低约4-5百分点，干气有较大幅度降低，降低约1百分点，油浆产率基本维持不变，生焦率上升较大，比2002年标定值高约1百分点，总液收尚可，保持在83%。汽油产率增高，柴油产率降低原因是：1)由于反应深度增加，柴油一部分裂化生成汽油，一部分裂化生成液化气；2)汽油控制干点比改造前工况平均提高10以上，汽柴油切割点不同造成。装置回炼比有较大下降，主要原因是：1)实行催化裂化芳烃抽提联合运行，回炼油性质有较大改善；2)改造成MIP工艺后，在同样反
20、应温度下，反应深度加大。焦炭产率增大的主要原因是：1)与MIP工艺本身有关，氢转移反应必然导致生焦的增加；2)喷嘴雾化效果不佳有关。2、产品性质分析1）稳汽分析数据显示，汽油烯烃35.9%(荧光法)，与设计指标小于32%相比仍有差距 ，但与2002年标定汽油烯烃52.3%（荧光法）相比，降烯烃效果明显。2）稳汽中硫含量小于800PPm，与改造前汽油硫含量比， 该工艺对汽油降硫具用明显效果，脱硫率大于30%。见下表：2002年数据2003年标定数据原料硫PPm75007200汽油硫PPm1150765汽油硫占原料硫比例%15.310.63）汽油研究法辛烷值上升约1个单位，马达法略有上升。主要是汽
21、油中异构烷烃和芳烃含量增加，见下表：2002年数据2003年标定数据饱和烃%22.644.8芳烃%22.619.3烯烃%54.835.94）轻柴油十六烷值与2002年标定数据（31）相比，下降2个单位，柴油质量有所下降。主要原因是MIP的氢转移反应及汽油切割点高3、能耗分析：标定计算能耗为81.46KgEO/t,比2002年真实能耗77.54 KgEO/t上升了3.92个单位,比设计69.12 KgEO/t高约12个单位，分析能耗组成,影响因素如下：1)与2002年标定相比,MIP工艺生焦上升了0.97个单位，装置能耗增加9.7个单位；2）外取热发汽增加了12吨,内取热过热蒸汽25吨，余锅多产
22、汽10.8吨，使装置能耗下降约18个单位；3）标定时，再生压力170KPa，主风机功耗3500KW，比改造前增加了1600KW，装置能耗增加3.6个单位。表明标定时的再生压力对烟气能量回收系统来说并非最佳工况，标定后将再生器压力提高到200KPA，主风机功耗下降到2100KW，装置能耗比标定时又下降了3.1个单位；4）反再系统耗汽量较大，扣除分馏所需蒸汽，反再系统注汽达28吨/小时，比改造前反再系统多耗13吨/小时蒸汽，相当能耗增加8.6个单位；5)二中蒸汽放空使装置能耗增加约1个单位；6)装置有53.4t/h中压蒸汽经过减温减压后并低压蒸汽。使装置能耗增加4.8个单位；7）四台变频泵投用，降
23、低装置能耗1.2个单位；8）与改造前相比，装置能耗计算增加5.4个单位，实际增加3.9个单位。4、环保分析：1、由于反应系统耗汽增加，造成装置含硫污水量增加约13吨，污水中含油量相比去年也明显上升，其他指标与改造前基本一致。由于排污总量的增加，加重了后续装置（污水汽提）的处理负担。2、烟气中NOX上升、SOX下降，N2、CO与CO2含量基本一致，但由于主风总量比改造前增加约300Nm3/min，大气污染程度有所增加。烟汽分析数据含硫污水分析数据2002年2003年标定2002年2003年标定N2%82.082.6PH值8.28.7COPPm15075含油mg/l80454CO214.614.2
24、硫化物mg/l24232550O2%3.43.5挥发酚mg/l537706NOXmg/Nm3230388CODmg/l75448149SOX mg/Nm3569352氨氮mg/l14331459十二、存在问题 1、根据标定的物料平衡、烟气分析数据及焦炭的计算公式Ch=V1*(3.78+0.242CO2+0.313*CO-0.18*O2)/(100- CO2- CO- O2)=11.561t/h反算出进再生器的总风量V主=2285Nm3/min，与仪表测量值V=2730 Nm3/min存在445Nm3/min的差距。而主风量的大小对两器压力、烟气能量回收、再生烧焦、催化剂循环量及剂油比都有直接影
25、响。 2、受反应生焦和再生烧焦的影响，装置加工量和掺渣量难以达到设计指标。催化剂循环量和剂油比也未到达设计值。3、由于反应系统注汽量大，不仅增加了装置能耗，而且增加了分馏塔顶热负荷和水汽分压。本次标定，虽然顶循取热负荷不大，但从分馏塔顶到气压机入口压降达到34KPa，比改造前的20KPa，增加约14KPa，也表明塔顶冷却负荷大。另外塔顶水汽分压大，造成顶部易带水，塔顶温度难以降低，汽油干点高，柴汽比难以提高。4、从本次标定对汽、柴油的分析数据来看，汽油90%点与柴油初馏点重叠较大，表明分馏塔中部分离精度差。分馏塔17-19层塔盘、柴油23层抽出以及富吸收油返27层都可能存在设计问题。5、本次标
26、定，汽油烯烃为35.9%，未达到设计指标。结合平时对MIP生产的摸索和调整，影响汽油烯烃的因素很多，有：原料性质、催化剂活性、一反转化率、二反催化剂藏量（重时空速）等，有关降低汽油烯烃的最佳方法，还有待在今后的生产中进一步摸索和优化。6、本次标定，装置能耗较高，有关节能措施也有待进一步加强。十三、催化裂化装置标定进出物料基础数据序号项目位号单位记 录20日8:0021日8:001热蜡油（常）t2冷蜡油FQ315Nm33冷蜡油现场6360736593844减压渣油FQ333t23287.823907.85干气出装置FI409Nm3/h24小时合计167182.186液化气出装置FQ464t254
27、16.425879.87稳定汽油FQ454t71951.073353.28轻柴FQ352t53295.254182.39外取热除氧水FQ901t50935.252212.610V-704产汽FQ902t49938.151359.911V-705除氧水FQ921t6097.66221.512V-705产汽FQ922t13236.113254.113内取热过热蒸汽FQ904t23478.023814.614余锅除氧水FQ703At17164.417635.215新余锅除氧水FQ751t3743.53932.916余锅产中压蒸汽FQ704At24395.925027.317中压蒸汽并网量FQ931t
28、11378.811969.518中压蒸汽进催化FQ804t43651.644226.719总除氧水量热工t20外来1.3MPa蒸汽FQ604t31512.131840.721三机循环水FQ605t70030870398022循环水FQ416t1659530170033023循环水FQ459t1910340194995024机泵循环水现场t10526210644125三机新鲜水现场t101871018726新鲜水现场t13072.313133.027分馏塔含硫污水FIC350t29.92(天平均)29.92（天平均） 十四、操作参数 1、反再系统操作数据位号名 称 单位3月20日8：00提升管T
29、IC201反应温度515TI209提升管预提升段温度672TI210A提升管原料油下喷嘴温度656TI210B提升管原料油上喷嘴温度563TI211提升管回炼油浆喷嘴温度530TI212提升管反应段温度516TI213待生催化剂循环管温度475TI213A提升管扩管后上部温度489TI213B提升管扩管后中部温度492TI213C提升管扩管后下部温度502TI214提升管水平段前温度489TI215A提升管水平段温度488TI215B提升管水平段温度489进料TI280混合进料温度173TI355AP308进料换热后温度153沉降器TI205沉降器汽提蒸汽温度147TI216沉降器汽提段上部温
30、度483TI217沉降器油气出口温度478TI218A沉降器单级旋分入口温度476TI218B沉降器单级旋分入口温度477TI220A沉降器稀相上部温度473TI220B沉降器稀相上部温度470TI221A沉降器稀相下部温度477TI221B沉降器稀相下部温度482TI225沉降器汽提段下部温度477再生器TIA223再生器烟气出口集合管温度678TI224A再生器一级旋分入口温度692TI224B再生器一级旋分入口温度693TI224C再生器一级旋分入口温度694TI224D再生器一级旋分入口温度694TI224E再生器一级旋分入口温度692TI224F再生器一级旋分入口温度700TI224G再生器一级旋分入口温度704TI224H再生器一级旋分入口温度697TI224I再生器一级旋分入口温度694TI226A再生器稀相中部温度692TI226B再生器稀相中部温度689TI226C再生器稀相中部温度690TI226D再生器稀相中部温度691TI227A再生器稀相下部温度692TI227B再生器稀
