第1章 绪论
1.1 概述
镇海炼化重油催化裂化装置为高低并列式提升管催化裂化装置，原设计加工直馏蜡油，设计加工能力120万吨/年，装置于1978年开工投产。1990年、1997年、2001年、2004年，装置进行了重油催化裂化技术、扩大加工能力、多掺渣油技术、MIP-CGP技术进行改造。装置虽然经过多次的技术改造，但是与其他老装置一样存在着共同点，就是在原始设计时局限于当时的设计规范和环保要求等，针对性的密闭吹扫措施比较缺少，而且装置存在吹扫介质馏程范围广、换热流程长、换热器和冷却器的设备多、设备尺寸大、部分管线管径大等特点。每次装置停工换热设备吹扫都会耗费大量蒸汽仍吹扫不干净，同时操作人员消耗体力大等问题比较突出。在装置日益大型化和环保的压力下，装置又要加工高硫原油，如果按照装置固有的停工吹扫方案，会造成停工吹扫期间现场油污较大、异味较重，甚至可能造成周围环境污染，对居民安全形成影响，造成次生事件。2020年4月装置进行了停工检修，根据“安全平稳，保护环境”、“不着火、不伤人、不污染、不扰民”的主导思想，本次停工吹扫通过增设各种临时措施和改善吹扫方案，实现了清洁密闭吹扫，在交付检修后，发现设备内比以前传统的吹扫方法干净，为后期的检修安全提供了保障。当然通过这次实践也发现了装置实现清洁吹扫过程中存在的问题，提出了改进建议。1.2 催化裂化系统介绍
催化裂化系统主要由反应再生、分馏、吸收稳定和能量回收系统组成。反应再生系统主要包含了提升管反应器、沉淀装置、再生器和外取热装置、催化剂罐等装置。反应部分时，高温再生剂在预上升段中的高温蒸气的预上升作用下产生平推流，在原料油喷嘴部与经雾化蒸发作用产生的高分子原料油碰撞，高分子原料油吸收了再生催化剂所提供的大量热能汽化，并吸附在催化剂活性的中心进行热裂解反应。然后反应油气、催化剂的粉末在旋风分离器作用下分离，过热的反应性油气进入大石油管线、分馏塔；热催化剂在汽提段内通过热蒸汽的作用，将吸附的油气解吸，脱吸的催化剂或待生剂则经滑阀式换向阀，进入再生装置。再生部分中，首先在辅助燃料室中通入大量主风，在烧焦罐中通过焚烧去除待生催化剂上的积炭以恢复其活力，得到的再生催化剂经滑阀式换向阀后流入反应堆。而燃烧产物经密相段、稀相段后，在旋风电话电脑分离器的影响下，催化剂粉末分离出来，烟气离开再生器后进入余热锅炉回收热量。
反应再生部分是催化裂化系统的核心，原料油的裂化和催化剂的再生均在此部分完成，产品分布、产品质量均由反应再生部分决定。焦炭的产率和催化剂的再生效果直接影响再生催化剂的含炭量和催化剂的损耗，进一步影响焦炭产率和装置能耗。
分馏系统由分馏塔、汽提塔和油气分离器等组成。分馏系统的任务是将反应器中产生的反应油气经分馏塔分馏，按沸点的范围分割成富气、粗汽油、轻柴油、重柴油和回炼油、油浆等馏分。富气经压缩后与粗汽油同时送入吸收的稳定部分，然后再分解成干气、液化石油气和稳定汽油；轻柴油和重型柴油需经精炼、换热、冷却等后输送设备；回炼油和油浆则根据循环裂化或单程裂化等作业方法和反应环境不同，可选择作为进入反应再生体系的反应材料进料，或作为产品送出设备。
吸收稳定系统主要由吸收塔、解吸塔、再吸收塔和稳定塔组成。吸收稳定系统的任务是加工来自分馏塔顶的富气和粗汽油，分离出干气（≤C2）、液化气(C3、C4)和稳定汽油。能量回收系统由烟气轮机、CO锅炉、余热锅炉等组成，通过利用、回收烟气能量带动主风机转动、发电和发生蒸汽，使烟气温度从700℃降至200℃左右，排入大气。
1.3 催化裂化分馏原理及特点
1.3.1 催化裂化分馏原理
催化裂化分馏塔也属于精馏塔的一类，精馏分馏塔的基本工作机理为：在限定的空间内，尽可能的提高液象学混合物的热交换率，因为通常进行精馏分馏的混合液都是有机共沸物，共沸物在真空反应釜内先受热后上升至分馏阶段，而沸点较低的则继续上升，因为塔顶在受到低沸点物的传热后温度和低沸点物一致，所以低沸点物被分馏出来，而较高沸点物因为没有达到相应的沸点，故会受冷却后回流至反应釜内或分馏柱下半部分，待低沸点物被完全馏出后，较高沸点物相继被分馏，然后是高沸点物的馏出，最后反应釜底部是残渣。催化裂化分馏塔不同于常规的精馏塔，催化裂化分馏塔只有进料段和精馏段。来自提升管出口的反应油气进入分馏塔的脱过热段和循环油浆逆向接触。在接触过程中，反应油气中的催化剂粉尘被洗涤下来；与此同时反应油气部分被冷却，沸点较高的油浆首先被冷却下来，剩余的反应油气混合物被各回流逐渐部分冷却，由下而上逐渐得到回炼油、重柴油、轻柴油，直到不能冷却的剩余气体其中包含汽油、液态烃、干气、以及蒸汽组分。此时在分馏塔底得到的是高沸点馏分(油浆)。来自反应系统的反应油气混合物在进入分馏塔后，经过逐步洗涤、冷凝放出大量的冷凝潜热，这些热量需要靠各组分回流分步取走，才能使全塔热负荷均匀的分布。
1.3.2 催化裂化分馏系统工艺特点
催化裂化分馏塔的进料主要是来自反应再生系统的过热油气，其温度大约在500℃左右，此外该有其中还携带没有被反应器出口旋分回收的催化剂细粉颗粒。由于分馏塔进料主要是过热气体且带有催化剂，所以分馏塔不设提馏段。在脱除过热气体热量时，为了防止过热油气中携带的催化剂堵塞塔盘和污染塔盘上部产品，故在分馏塔第一层塔盘下设置多层人字挡板，该人字挡板区域叫做脱过热段。脱过热段主要作用是把进料冷却到饱和状态，同时把过热气体中的催化剂洗涤下来。过热的反应油气采用循环的油浆加以冷却，取出的大量热可以为原料提供热源和转换成蒸汽。这些能量的回收，降低了装置能耗，提高了效益。产品分割较常压蒸馏塔容易。催化裂化分馏塔主要任务是分割出油浆、粗汽油、柴油以及富气。这些产品相对于常压分馏塔侧线产品的挥发度要大的多，另外油气中还含有水蒸气，这些水蒸气降低了油气分压。这些产品分割的条件相对于常压蒸馏塔蒸馏条件易于达到。因此催化裂化分馏塔塔板数比常压塔少得多。一般分馏塔塔盘设30层左右。
催化裂化分馏塔主要有五个关键的循环回流，这些回流包括顶循环回流、贫富吸收油回流、一中回流、回炼油回流以及油浆回流。催化裂化分馏塔全塔剩余热量非常大，为了满足分馏塔和产品的要求，这些剩余热量大部分被油浆和一中取走。
1.4 重油催化停工清洁吹扫的难点
1.4.1 重油组分管线设备的吹扫难度大
催化油浆是经过分馏塔分离出轻组分后，塔底抽出的产品，含有3.0%-8.0%左右的饱和烃，80%-90%的芳烃和多环芳烃以及4.0%的胶质和沥青质，还有少量的催化剂粉尘。由于油浆组分的原因，油浆换热器及其附属管线停工退油后，依然存在大量油浆残留在设备内壁的状况。在之前的停工吹扫过程中，基本上都是采用蒸汽吹扫，不断地开关换热器的出入口阀，采取憋压爆破式吹扫方式。但是总体效果不是很理想，换热器在检修过程中还是存在大量的油浆残留，这样就会造成产品油浆回收不彻底，污染了装置地面，大量油浆流入污油井，检修工作量增大。表1-1 油浆性质
| 饱和烃 | 芳香烃 | 胶质 | 沥青质 | 固含量 | 密度（20℃） | 粘度（100℃） |
| %(m/m) | %(m/m) | %(m/m) | %(m/m) | g/l | kg/m³ | mm²/s |
| 5.46 | 92．11 | 2.22 | 0.21 | 5.6 | 1084．7 | 10.18 |
1.4.2 停工过程中退油难度较大
各塔、容器内存油需要通过设备底部抽出机泵外送，达到装置退油的目的。但是有些设备设计标高低于泵抽出口标高，并且当塔、容器内的介质抽空后，机泵入口、出口内管线内存有的介质不能使用机泵进行外送。例如：吸收稳定系统的两个重沸器，根据重沸器的工作原理和运行特点，两个重沸器都安装在塔底的地面上，低于塔底的抽出口，两个重沸器设计容量有20 t左右，存油无法顺利抽出。1.4.3 装置吹扫全面开花，蒸汽量不足
在装置吹扫的高峰期，各处争抢蒸汽，导致蒸汽管线的末端的吹扫蒸汽量不足，不能得到有效的吹扫。1.4.4 停工过程中含油污水的排放量大
在停工过程中，大量的吹扫蒸汽形成大量的含油污水，而且排放时间比较集中，造成污水井的负荷过大。污水排放不顺畅，更甚至会造成污水井满溢现象，含有污水溢至装置地面，造成环境污染和操作不便。1.4.5 原料油含硫量高
停工前的一个季度的原料油中S含量最高值为1.16%(图1-1），合格率只有90.6%。特别是停工前两个月S含量尤为偏高，势必会造成除臭钝化和防止硫化亚铁自燃的任务变得艰巨。1.5 实现绿色停工可行性及关键点分析
1.5.1 完善密闭吹扫的相关流程
要实现密闭吹扫，针对现有的催化装置和结合2011年停工难点，考虑现有流程是否能够满足密闭吹扫要求，装置正常运行期间是否能够对流程进行整改，增加的吹扫点和吹扫流程设置是否合理，个别流程吹扫困难怎样针对性解决。1.5.2 对接后路排放系统
停工前期提前与公用工程及储运系统对接，出装置管线严格控制吹扫汽量和吹扫时间，采用间断性吹扫。各产品线与相关装置对接，确认外送介质退油和吹扫走向。对于检修期间无检修项目的系统管线，提前编制界区，系统管线处置管理表，并盲板隔离以减少污染物产生。确认火炬系统气柜回收量，确保停工撤压顺利进行。1.5.3 核实污水、污油外送能力及去向
吹扫期间，各流程吹扫均需要向火炬系统密闭吹扫，通过塔顶冷却器进行冷却变为凝水或污油。通过样品分析确定去路。该去路需要提前与公司对接，以防止因后路不畅影响停工节点。根据吹扫、蒸塔期间蒸汽耗量核实外送泵能力，若外送能力不足需停工前解决这一制约瓶颈。1.5.4 吹扫难度大，不可直接就地排放
密闭吹扫期间，油浆系统吹扫难度大，耗汽量高，流程长、吹扫不彻底，采用外引柴油清洗方法能够较好解决，但会增加污油量性通过停工期间将柴油组分退至分馏塔，并通过油浆泵外送冲洗油浆系统，减少了吹扫的难度，确保了吹扫效果。1.5.5 优化停工吹扫方案
针对每一个系统，制定专门的密闭吹扫的消项操作卡。明确流程中的起始点、终止点、吹扫点和检测点。细化各流程吹扫蒸汽耗量，避免蒸汽互抢情况。对于个别流程吹扫方案优化后仍不易解决的问题，制定相应的应对措施。第2章 实现绿色停工措施
2.1 停工前增加和完善配套流程
2.1.1 增加吸收稳定系统三台重沸器退油、退水线
针对吸收稳定系统三台重沸器低点无法彻底退油，必须通过垫水退油的问题/本次停工増加重沸器至火炬罐流程。2.1.2 增加分馏塔至酸性水泵流程
主要考虑在分馏塔蒸塔、洗塔期间洗塔水氨氮和硫化物含量含油污水外排水标准时，无法退入到含油污水系统。此外，该流程设计之初，若洗塔水走酸性水流程，则可减低含油污水罐外送压力。便于针对性提高个别较难处置系统扫线蒸汽用量。2.1.3 含油污水泵出口至轻污油出装置流程
考虑若含油污水罐油含量超标时，无法正常进入含油污水系统，需要转至轻污油系统。2.1.4 火炬罐至轻污油出装置流程
停工过程中，分馏稳定系统大量蒸汽扫线进入火炬罐产生凝结水。通过火炬罐进行油水分离，污水进入到含油污水罐，污油通过罐底泵转至轻污油出装置。2.1.5 增加含油污水外送泵
通过估算，停工期间蒸汽耗量和水量，现有的两台含油污水泵较难保证污水外送能力。避免污水外送这一限制条件限制了蒸汽的使用，增上了一台自吸式含油污水泵。成功消除了这一瓶颈。2.2 方案编制和停工网络优化
为了进一步实现装置停工吹扫过程中的“清洁要求”，在细化完善停工吹扫方案的基础上专门编制了停工吹扫环保方案，对停工指挥人员、操作人员在整个吹扫过程中的环保职责进行了明确和细化，列出了装置停工吹扫期间需要的环保应急物资清单，对装置停工过程中的环境因素逐一识别，明确了各个排污点的污染物种类、数量、排放时间、排放去向等，针对识别出来的环境风险因素逐条制定风险防控措施，待方案定稿之后，由专业处室组织装置人员及上下游单位配合人员召开停工方案桌面推演，对方案执行过程中可能出现的问题提出预防性管理建议，对需要接临时措施定向回收的流程例如钝化液排放提前安排施工，做好环保应急准备。通过对停工方案进行编制，明确针对绿色停工环保的措施，通过与各相关部门和中心对接，优化了停工网络。此次停工将协同进行，通过优化各装置停工节点、将催化汽油全部转至催化汽油加氢脱硫装置，通过该装置汽提塔保证其轻组分能够汽提出，保证轻污油至罐区的安全。
此外，为了避免低压火炬系统因蒸汽耗量高导致超温，吸收稳定三塔蒸塔期间，将稳定塔与吸收塔、解吸塔和再吸收塔流程隔离，分开进行蒸塔。如此集中用汽减少了吸收稳定蒸塔合格的耗时问题。
2.4 停工、吹扫排放控制
绿色停工的关键在吹扫和蒸塔期间排放控制以及排放后路的条件控制。如何优化该项内容.作为做好绿色停工的另一项关键内容。表2-1详列了催化裂化装置各系统或介质的处置方式及后路排放控制条件。表2-1 系统或介质处置方式及后路排放条件
| 系统或介质名称 | 处置方式 | 排放后路 | 排放条件 |
| 瓦斯系统 | 配合运行六部扫线，催化装置作为撤压点 | 低低压火炬系统 | 排放温度<80°C |
| 干气出装置 | 系统干气与脱硫装置共同泄压至双脱装置 | 低低压火炬系统 | 排放温度<80°C |
| 液化气出装置 | 新鲜水置换至脱硫装置，双脱装置界区 | 低低压火炬系统 | 排放温度<80°C |
| 汽油 | 水顶至双脱装置，蒸汽吹扫至117单元 | 轻污油罐区 | 排放温度<45°C |
| 轻柴油 | 催柴至加氢扫线至柴油加氢装置 | 柴油加氢装置 | 排放温度<40°C |
| 回炼油、油浆及各中段回流 | 分備塔存油初期外送产品油浆，侧线扫线后存油外送低温重污油 | 低温重污油罐区 | 排放温度<90°C |
| 油浆紧急外甩线出装置 | 间断性吹扫至罐区 | 低温重污油罐区 | 排放温度<90°C |
| 轻污油罐退油 | 不处置，撤压至轻污油 | 轻污油罐区 | 排放温度<45°C |
| 重污油系统 | 不处置，撤压至低温重污油罐 | 低温重污油罐区 | 排放温度<90°C |
| 常减顶瓦斯 | 常减压扫线至D201，排至低压火炬系统 | 低低压火炬系统 | 排放温度<80°C |
| 汽油加氢来不凝气和含硫轻煙 | 汽油加氢扫线至D201，排至低压火炬系统 | 低低压火炬系统 | 排放温度<80°C |
2.5 系统蒸塔操作控制以及合格标准
（1）低压火炬系统允许排放最高温度控制>80℃，蒸塔后期控制温度>90℃，实时检测火炬罐温度和位移情况。（2）重油线吹扫时，支路管线末端见汽8小时后，在线分析合格后停止扫线。
（3）瓦斯、轻油管线末端见汽2小时后分析气体炷含量；吹扫合格标准：烃不大于1%（v/v）可以认为吹扫合格。
（4）蒸塔初期产生的废气严禁直接排放大气，要求进入火炬系统燃烧后排放。塔容器吹扫时间在4~8小时，吹扫合格标准为不大于1%。.蒸塔时间控制在12-24小时内；塔类总蒸吹时间控制在48小时以内。
（5）如果塔器含油污水油含量在1%以上，含油污水进轻污油罐；如果塔器含油污水油含量在1%含油污水排放到含油污水系统。
（6）液化气系统水顶后，系统含油水全部排放到含油污水系统。
（7）适量蒸汽（小于正常量30%）吹扫2小时内，含油污水可以排至轻污油系统，采样视含油情况确定是否停止至污油系统；如果塔器含油污水油含量在1%以上，含油污水继续进轻污油罐；如果塔含油污水油舍量在1%以下，含油废水排放到含油污水系统。
2.6 绿色停工培训
关于绿色停工培训成为此次绿色停工执行的另一重要内容，停工前需向操作员宣贯绿色停工的目的、方案、思路，扭转操作员原有固化的停工观念，从操作员本身去理解绿色停工的意义。并以此为前提，与各班组操作员逐一対接所负责的系统停工处置方式，更好的达到绿色停工的目的。第3章 分馏重油部分清洁吹扫的措施和效果
3.1 轻柴油置换重油系统
原料油、渣油、油浆等重组分因其凝固点较高，黏度大，管线和换热器等设备存在大量的油垢，造成吹扫困难。在退油的末期，利用自产的轻柴油引入重组分系统进行循环，利用轻柴油芳烃含量高、凝固点含量高的特点溶解稀释重组分，再采用蒸汽吹扫，不断地开关换热器的出入口阀，采取憋压爆破式吹扫方式进行吹扫。表3-1 停工前的轻柴油性质
| 初馏点 | 10%馏出温度 | 50%馏出温度 | 90%馏出温度 | 95%馏出温度 | 密度（20℃） |
| ℃ | ℃ | ℃ | ℃ | ℃ | kg/m³ |
| 199 | 224 | 269 | 334 | 347 | 943 |
流程优化简述：隔断与外装置的流程，关闭进出装置的隔离阀，自产轻柴油进入重组分系统循环。
（1）轻柴油出装置阀关闭，将轻柴油和渣油的重污油线进行连通，同时关闭去重污油线的阀门，（图3-1中蓝色箭头走向）轻柴油通过渣油线进入原料油罐。
（2）轻柴油出装置阀关闭，冷蜡油进装置隔离阀关闭，吹扫蒸汽进蜡油线的引出阀关闭。（图3-1黑色箭头走向）轻柴油阀组的排凝阀和吹扫蒸汽排凝阀之间用金属软管连接，轻柴油通过两排凝阀之间的金属软管实现连通，柴油进入冷蜡油进装置流程，再进入原料油罐。
（3）
图3-1 介质密闭排放示现场图（2）
3.2 增设临时吹扫设施，实现密闭吹扫
为了实现密闭吹扫、零排放的目标。停工吹扫过程中，严格把关，吹扫初期不允许进行就地低点排凝，只有在检查吹扫效果或者是吹扫合格后才允许就地排放。所有介质都通过各个换热器、控制阀的低点排凝阀排入事先预制好的冷却器中，冷却后的介质再用预设的机泵输送到污油线上出装置。通过这个措施还可以有效的控制含有污水的排放量，解决集中排放时污水井负荷过高的问题。图3-2 介质密闭排放示意图
3.3 完善装置停工网络图，主体装置错峰吹扫，减少抢量
将网络图通过电子邮件、书面等形式发放到班组人员手中，提前进行培训、熟悉和掌握。停工吹扫前和调度对接好停工及吹扫期间的各物料走向。装置的错峰吹扫统筹便于人力的调配，同时也具有以下优点：（1）排放的瓦斯、不凝气控制在气柜接收的范围内，减少火炬直排；（2）蒸汽用量严格控制在调度规定的范围内，防止装置抢汽吹扫，保证蒸汽系统的平衡；（3）含油污水的排放量得到控制，防止出现憋量。
3.4 除臭钝化
由于原料和产品中都含有H2S，H2S与金属设备内壁反应会生成极易自燃的硫化亚铁。当设备停工检修时，虽然经过蒸汽吹扫、水洗等处理过程，但是硫化亚铁依然会存留在设备内，如果设备一旦打开，空气中的氧进入设备内部，硫化亚铁会与O2接触发生强烈反应并放出大量的热，从而发生自燃，造成塔、罐等容器设备损毁和人身伤害。为了避免容器打开时硫化亚铁自燃，对装置容易出现硫化亚铁自燃的部位，提前做好风险识别，在停工吹扫后进行除臭钝化，降低设备打开后发生自燃的风险。除臭机理概述：使用硫化氢除臭剂（KX-D型）与酸性的硫化氢、碱性的氨氮及硫醇，有机胺等污染物发生中和、加成、缩合等多种反应，达到消除恶臭污染、保护环境及人身安全的效果。
