工艺流程简要概述.doc

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工艺流程简述

1、 反应-再生部分
原料油由装置外原料油储罐进入本装置原料油罐( V2201) , 经原料油泵(P2201/A、 B)升压与轻柴油(E2211/A、 B)、 循环油浆(E2207)换热, 换热后温度至200℃左右, 与回炼油混合后分四路经原料油雾化喷嘴进入提升管反应器( R2101A) , 回炼油浆经原料油喷嘴上方单独的—组喷嘴进入提升管反应器, 在此与高温再生催化剂接触并迅速升温、 汽化, 催化剂沿提升管向上流动的同时, 原料不断进行反应, 生成汽油、 轻柴油、 液化气、 干气、 中段油、 回炼油、 油浆等气相产物, 同时生成的焦炭覆盖在催化剂表面, 使其裂化活性、 选择性逐步降低, 成为待生催化剂, 反应油气与待生催化剂经提升管反应器出口粗旋迅速分离。进入沉降器( R2101) 之后, 夹带有少量催化剂的油气经单级旋风分离器分离催化剂后, 离开沉降器进入分馏塔( T2201) 。
为促进氢转移等二次反应和减少热裂化反应, 降低干气、 焦炭产率, 提高轻质油品收率, 在提升管中上部( 第一反应区出口) 设置有常压直馏汽油、 自产粗汽油或除氧水作为反应终止剂的注入点, 以增加操作灵活性和弹性。
积炭的待生催化剂自粗旋料腿及沉降器单级旋风分离器料腿进入汽提段, 在此与过热蒸汽逆流接触, 以置换催化剂所携带的油气, 汽提后的催化剂经待生立管、 待生塞阀、 待生立管套筒进入再生器( R2102) 的密相床, 在690℃的再生温度、 富氧、 CO助燃剂存在的条件下进行逆流完全再生, 催化剂活性得到恢复后, 经再生立、 斜管及再生滑阀进入提升管反应器底部, 在予提升蒸汽( 干气) 的提升下, 完成催化剂加速、 分散过程, 然后与雾化原料接触循环使用。
再生过程的过剩热量由内取热器取走恒定热量后, 依然过剩的热量由外取热器( R2103) 取走。再生器的部分催化剂由外取热入口管进入外取热器壳程, 在流化风的作用下, 呈密相向下流动在流经翅片管束间降温冷却, 冷却后的催化剂经外取热器返回管由提升风提升返回再生器密相床层中部, 外取热器流化风、 提升风由增压机(B2103/A、 B)提供。
再生器烧焦所需的主风由主风机提供, 主风自大气进入主风机( B2101) , 升压后经主风管道、 辅助燃烧室( F2101) 及主风分布管进入再生器。
再生烟气经四组二级旋风分离器分离催化剂后, 经三旋( CY2104) 分两支, 一支进烟机回收系统, 进入烟气轮机( BE2101) 膨胀作功以驱动主风机( B2101) ; 另一支经双动滑阀调节压力后与烟机出口烟气合并, 进入余热锅炉回收烟气的热能, 使烟气温度降至180℃左右, 最后经烟囱排入大气。当烟机停运时, 主风由备用主风机( B2102) 提供, 此时再生烟气经三级旋风分离器分离催化剂后由双动滑阀及降压孔板( PRO2101) 降压后进入余热锅炉。
开工用的催化剂由冷催化剂罐( V2101) 或热催化剂罐( V2102) 用非净化压缩空气输送至再生器, 正常补充催化剂可由催化剂小型加料线输送至再生器。CO助燃剂由助燃剂加料斗( V2110) 、 助燃剂罐( V2111) 用非净化压缩空气经小型加料管线输送至再生器。
生产所用的催化剂运进装置, 经过催化剂加料斗( V2104) 送至冷催化剂罐( V2101) , 正常由小型加料线向再生器补充新鲜催化剂。停工时由大型卸料线卸出催化剂至热催化罐。三级旋风分离器回收的催化剂, 由三旋回收催化剂储罐( V2112) 用非净化压缩空气间断送至废催化剂罐( V2103) 。
CO助燃剂由CO助燃剂加料斗( V2110) 、 助燃剂罐( V2109) 用非净化压缩空气经小型加料线输送进入再生器密相床。
为防止原料中所含重金属对催化剂造成污染, 设置金属钝化剂加注系统。桶装金属钝化剂先经化学药剂吸入泵( P2102/A、 B) ) 打进化学药剂罐( V2105) ,然后由化学药剂注入泵( P2101/D、 E) 连续注入至提升管的进料管线上。
2、 分馏部分
由沉降器来的反应油气进入分馏塔( T2201) 底部, 经过7层环盘型挡板与循环油浆逆流接触, 洗涤反应油气中的催化剂并脱除过热, 使油气呈饱和状态进入分馏塔下部进行分馏。分馏塔顶油气经塔顶油气-软化水( 循环水) 换热器( E2201/A、 B) 、 塔顶油气表面蒸发空冷器(E2202/A～D)冷却至40℃以下, 进入分馏塔顶油气分离器(V2203)进行气液相分离, 分离出的粗汽油经粗气油泵(P2202/A、 B)升压后分两路, 一路作为反应中止剂打入提升管, 另一路经粗汽油冷却器( E2210) 作为吸收剂进入吸收塔(T2301); 富气进入气压机( C230l); 酸性水自脱水包经富气水洗泵( P2208/A、 B) 一路打入气压机出口管线, 另一路打入E2201/A、 B之前的分馏塔顶油气线。
轻柴油自分馏塔第十三、 十一层塔板自流至轻柴油汽提塔(T2202), 汽提后的柴油由轻柴泵(P2204/A、 B)抽出, 经轻柴油-原料油换热器(E2211/A、 B)、 轻柴油-富吸收油换热器( E2212) 及轻柴油冷却器(E2213), 使轻柴油降至40℃左右后, 分为二路, —路作为产品出装置; 另一路经柴油冷却器( E2214)送至再吸收塔(T2303)作再吸收剂。
分馏塔多余的热量分别由顶循环回流、 中段循环回流、 油浆循环回流取走。顶循回流自T2201第四层塔盘抽出, 用顶循泵(P2203/A、 B)加压, 经顶循环油-除盐水( 循环水) 换热器( E2203) 、 顶循水冷器(E2204), 温度降至90℃后返回T2201第一层。中段回流油自T2201第十七层抽出, 用中段循环回流泵( P2205/A、 B) 升压, 经循环油浆—分馏中段换热器( E2206) 、 稳定塔底重沸器(E2310)、 解析塔底重沸器(E2309)、 中段油冷却器(E2205) 冷却后, 温度降至190℃左右返回T2201第十二、 十四层。
油浆自T2201底抽出经油浆泵(P2207/A、 B)抽出后分二路, 一路作为回炼油浆直接去提升管反应器; 另一路经循环油浆-中段油换热器(E2206) 、 循环油浆-原料油换热器(E2207)、 油浆蒸汽发生器(E2208/A、 B), 温度降至280℃左右, 再分为三路, 一路为油浆上返塔, 一路为油浆下返塔, 另一路为T2201底搅拌油浆。油桨冷却水箱(E2209)备用, 将外甩油浆降至90℃送至装置外。
为防止油浆系统设备及管道结垢, 设置油浆阻垢剂加注系统。桶装阻垢剂先经化学药剂吸入泵( P2102/A、 B) 打进化学药剂罐( V2105) , 然后由化学药剂注入泵( P2101/B、 C) 连续注入循环油浆泵( P2209A、 B) 入口管线。
另外, 回炼油自T2201第二十九层自流入回炼油罐( V2202) , 再经回炼油泵(P2206/A、 B) 加压后分为二路, 一路去提升管反应器回炼, 另一路返T2201。
3、 吸收稳定部分
从T2201顶油气分离器(V2203)来的富气进入气压机(C2301)进行压缩。从V2203来的富气进入气压机( C2301) 一段进行压缩, 然后由气压机中间冷却器( E2314) 冷至40℃, 进入气压机中间分离器进行气、 液分离。分离出的富气再进入气压机二段。二段出口压力( 绝) 为1.6MPa。气压机二段出口富气及富气洗涤水与解吸塔(T2302) 顶气、 吸收塔(T2301)底富吸收油混合后, 进入压缩富气空冷器(E2301), 冷却至40℃以下进入气压机出口油气分离器(V2302) 进行气、 液分离。分离出的酸性水, 自压送至酸性水汽提部分; 分离后的气体进入吸收塔(T2301), 用粗汽油( 进入第四层、 十五层塔板) 和稳定汽油( 进入第一层塔板) 作吸收剂进行吸收, 吸收过程放出的热量由吸收塔一、 二中段回流取走。T2301一中段回流由吸收塔第六层集油箱抽出经T2301一中段回流泵(P2303/A、 B)加压, 经吸收塔一中段油冷却器(E2302)降温后返回T2301第七层; T2301二中段回流由吸收塔第二十三层集油箱抽出经T2301二中段回流泵(P2304)加压, 经吸收塔二中段油冷却器(E2303)降温后返回T2301第二十四层。贫气至再吸收塔( T2303) 能够用轻柴作吸收剂进一步吸收, 干气自T2303 顶馏出送至干气分液罐( S2301) 至提升管反应器及产品精制部分。
凝缩油由解吸塔(T2302)进料泵(P2301/A、 B)从V2302抽出后进入T2302第一层进料。解吸塔中段回流自十四层抽出自流进入解吸塔中段重沸器( E2305) 加热到112℃后返回第十五层。解吸塔底重沸器(E2309)由分馏中段循环油提供热源, 以解吸出凝缩油中C2组分。脱乙烷汽油由塔底流出由稳定塔进料泵( P2305/A、 B) 加压, 经稳定塔进料换热器(E2304) 与稳定汽油换热后送至稳定塔第十八、 二十二、 二十六层进行分馏, 稳定塔底重沸器(E2310)由分馏中段循环油供热, 液化气经T2304顶空冷器 (E2308/A、 B)冷至40℃后进入稳定塔顶回流罐(V2303)。液化气经稳定塔顶回流泵(P2306/A、 B)抽出后, —部分进入T2304顶作回流, 其余作为产品送至产品精制。稳定汽油从T2304底流出, 经T2304进料换热器(E2304)、 解吸塔中段重沸器(E2305), 分别与脱乙烷汽油、 解吸中段油换热后再经稳汽表面蒸发空冷器(E2306)后分两路, 一路去精制部分; 一路经稳定汽油冷却器( E2307) 冷却至40℃, 由稳定汽油泵(P2307/A、 B)升压送至T2301作补充吸收剂。
4、 产汽系统、 余热锅炉及余热回收部分
自系统来的除盐水先进入除氧器及水箱( V2503) , 用系统来的1.0MPa蒸汽除氧后, 经中压给水泵( P2501/A、 B) 升压, 进入余热锅炉省煤器, 预热后的除氧水分两路, 一路去中压汽包V2401、 V2402, 另一路去余热锅炉中压汽包。
余热锅炉蒸发段发生的中压饱和蒸汽, 和外取热汽包、 油浆蒸汽发生器汽包发生的中压饱和蒸汽一起并入中压蒸汽管网, 分别去再生器过热段和余热锅炉过热段过热至450℃后, 一部分供气压机的蒸汽轮机使用, 背压并入1.0MPa低压蒸汽管网; 其余部分送出装置。
系统来的1.0MPa低压蒸汽进入再生器低压过热盘管, 过热为500℃的低压过热蒸汽, 供反应系统的沉降器防焦蒸汽、 汽提段汽提蒸汽使用。
5、 产品精制部分
5.1 汽油精制部分
汽油采用碱洗脱硫化氢及梅洛克斯( Merox) 固定床脱硫醇工艺流程。利用混合器, 使汽油与氢氧化钠水溶液充分混合, 除去其中的硫化氢。
自稳定来的汽油, 经汽油-碱液混合器(MI3101)与10％的碱液混合后, 进入预碱洗沉降罐(V3101), 汽油与碱液经沉降分离后, 碱液经过碱液循环泵( P3109/A、 B) 循环使用。新鲜碱液由碱液泵(P3102/A、 B)间断补充, 碱渣间断压至碱渣罐(V3105), 用泵P3102间断送出装置, 由工厂统一处理。
脱硫后的汽油经汽油空气混合器( MI3102/A、 B) 与非净化风、 活化剂( 按汽油量的100～200ppm加入) 混合后进入固定床反应器( R3101/A、 B) 底部, 反应器内装有经磺化酞菁钴催化剂碱液浸泡后的活性炭, 在催化剂的作用下, 硫醇被氧化成二硫化物并溶于汽油中, 在活化剂的作用下, 能将汽油中较难脱出的大分子硫醇氧化为二硫化物, 从而确保汽油产品合格。
催化剂碱液配制系统的操作要点是将30%的碱液在催化剂碱液罐( V3104) 内加水稀释成10%, 然后从罐顶部加入磺化酞菁钴催化剂( 含量约200ppm) , 用碱液泵( P3102/A、 B) 混合均匀( 溶液呈兰色透明) 后, 打入装有脱硫醇催化剂的固定床反应器顶部( R3101/A、 B, 其中一台操作, 一台备用) , 使催化剂碱液在反应器内循环浸泡。碱液由深兰色变为淡黄色, 表明吸附过程结束。此时可将碱液撤至V3104, 然后即可进行汽油脱硫醇。的0%04/A段汽提蒸汽使用, 器分离催化剂后由双动滑阀及降压孔板
汽油所夹带的尾气在汽油沉降罐( V3102) 中沉降分离, 汽油经汽油成品泵( P3101/A、 B) , 进入汽油砂滤塔( T3101) 进一步分离碱雾、 水份等杂质后, 即作为成品汽油送出装置。
另外, 还有防胶剂、 钝化剂加注系统, 将配制好的防胶剂、 钝化剂用防胶剂泵( P3104/A、 B) 注入汽油出装置的管线内。
自汽油沉降罐( V3102) 顶部分离出的尾气, 高空排放。
各安全阀放空的汽油进入汽油放空罐( V3109) , 用碱液泵( P3102/A) 间断送出装置。
5.2 干气脱硫精制部分
来自吸收稳定部分的干气, 经过干气冷却器( E3201) 进入干气分液罐( V3203) , 分离出的凝缩油由罐底自压并入富吸收油线返分馏塔; 干气进入干气脱硫塔( T3202) 下部, 与自溶剂再生部分来的二乙醇胺贫液逆流接触, 脱硫精制后, 由塔顶进入净化干气分液罐( V3204) , 干气携带的胺液不定期压回, 净化干气由罐顶出装置。
二乙醇胺富液从塔底流出, 可用富液增压泵( P3202/A、 B) 加压送至溶剂再生部分。
5.3 液化石油气脱硫精制部分
来自吸收稳定部分或罐区的液化石油气, 先进入液化石油气缓冲罐( V3201) , 后经液化石油气进料泵( P3201/A、 B) 打入液化石油气脱硫抽提塔( T3201) 下部, 与自溶剂再生部分来的二乙醇胺贫液逆流接触, 脱去硫化氢后由塔顶进入液化石油气胺液回收罐, 罐底回收液化石油气携带的胺液, 液化石油气由罐顶去液化石油气脱硫醇部分。
二乙醇胺富液从塔底流出, 自压至溶剂再生部分。
5.4 脱硫溶剂再生部分
来自干气、 液化石油气部分的二乙醇胺富液, 进入贫富液换热器( E3202/A～D) 与贫液换热至98℃, 然后进入富液闪蒸罐( V3205) , 闪蒸出的轻烃类进入火炬低压瓦斯管网; 富液进入再生塔( T3203) 第三层塔板, 再生塔底由重沸器( E3205) 用蒸汽提供热源, 富液在塔内进行硫化氢脱附过程, 酸性气自塔顶馏出, 经再生塔顶冷凝器( E3204) 冷凝至40℃后, 进入酸性气分液罐( V3206) , 酸性气由罐顶进入酸性气管网; 酸性水由罐底经再生塔顶回流泵( P3204/A、 B) 打回再生塔第一层塔板上。贫液自再生塔底自压经E3202/A～D与富液换热、 贫液冷却器( E3203/A、 B) 冷却至40℃进入溶剂缓冲罐( V3208) 。再生后的贫液, 由溶剂循环泵( P3203/A、 B) 自溶剂缓冲罐抽出, 加压后大部分送往干气、 液化石油气脱硫部分, 小部分作为回流打入富液闪蒸罐控制罐顶温度, 还有一部分依次经过袋式过滤器( FI3201) 、 活性炭过滤器( FI3202) 、 袋式过滤器( FI3203) 进行旁滤后返回溶剂缓冲罐。
补充的新鲜二乙醇胺溶液, 用溶剂加入泵( P3205) 间断打入溶剂缓冲罐内。
溶剂缓冲罐内二乙醇胺溶液用软化水配制浓度为20%左右。自压自再生塔底流出入酸性气管网。斯管网。线返分馏塔; 干器
5.5 液化石油气脱硫醇部分
经过脱硫后的液化石油气, 经液化石油气碱洗混合器( MI3301) 与10%的碱液混合后, 进入液化石油气预碱洗沉降罐( V3301) , 液化石油气与碱液沉降分离后, 碱液经罐底流经碱液循环泵( P3302/A、 B) 循环使用。新鲜碱液由催化剂碱液循环泵( P3301/A、 B) 间断补充, 液化石油气预碱洗沉降罐中的间断自压至碱渣罐( V3105) 。
碱洗脱硫后的液化石油气进入液化石油气脱硫醇抽提塔( T3301) 下部, 与从塔上部注入的催化剂碱液逆流接触, 用溶解有磺化酞菁钴催化剂的碱液进行液-液抽提。脱去硫醇后的液化石油气从塔顶流出, 经过液化石油气水洗混合器( MI3302) 与洗涤水混合后, 进入水洗沉降罐( V3302) 进行沉降分离, 水自罐底用液化石油气水洗循环泵( P3303/A、 B) 抽出循环使用。洗涤所用的除盐水用液化石油气水洗泵( P3304) 间断补充。
水洗后的液化石油气进入液化石油气沙滤塔( T3302) 上部, 进一步分离微量碱雾、 水等杂质后, 从塔下部流入液化石油气脱硫吸附塔( T3304/A、 B) , 经活性炭脱去残存的硫化氢、 硫醇及其它硫化物组分后, 作为成品送出装置。
催化剂碱液自液化石油气脱硫醇抽提塔下部抽出, 经过碱液加热器( E3301) 用1.0MPa蒸汽加热至60℃后, 与非净化风混合进入氧化塔( T3303) 下部, 在塔内氧化分离出二硫化物后一同自塔上部流出进入二硫化物分离罐( V3303) 进行尾气、 二硫化物、 催化剂碱液三相分离。尾气排入火炬系统; 二硫化物自压进入二硫化物罐( V3304) , 之后用氮气间断压入碱渣罐( V3105) ; 催化剂碱液自罐底由催化剂碱液循环泵( P3301/A、 B) 经碱液冷却器( E3302/A、 B) 冷却后, 打入液化石油气脱硫醇抽提塔循环使用。新鲜催化剂碱液由碱液泵( P3102/A、 B) 向二硫化物罐内间断补充。
5.6 轻柴油精制部分
来自分馏部分的轻柴油在混合器( MI3303) 内与RS剂( 加入量100～200ppm) 混合后, 进入柴油RS剂碱洗沉降罐( V ) 进行沉降分离, 柴油中的胶质与RS剂反应生成黑油, 柴油自罐顶流出, 和水混合进入柴油水洗罐, 经水洗后出装置; 经柴油RS剂碱洗沉降罐切出的黑油和未反应的RS剂进入分离罐 ( V ) 分离出RS剂循环使用; 黑油间断自罐底压出, 统一处理; 新鲜RS剂由RS剂贮罐( V ) 经RS剂泵送入混合器。
6、 酸性水汽提部分
催化装置产生的酸性水中硫化氢含量高达 ppm以上, 如果不经过处理直接排入污水管网, 会对污水处理厂生化系统造成严重冲击, 因此必须经过处理后使其降到50ppm以下才能排入污水管网。
来自催化装置及其它装置的酸性水进入原料水脱气罐( V3401) , 脱出的轻油气组分进入火炬低压瓦斯管网。脱气后的酸性水进入原料水罐( V3402/A、 B) , 原料水罐起到除油和均质的重要作用, 酸性水在罐中沉降脱油, 轻油自水罐上部自流出罐回收; 酸性水自罐底经原料水进料泵( P3401/A、 B) 抽出, 加压经过原料水-净化水换热器( E3401/A～D) 换热至100℃后进入主汽提塔第一层塔板, 自上而下进行硫化氢的脱吸过程, 塔底通入1.0MPa蒸汽直接加热汽提。净化水自塔底抽出自压经过E3401/A～D与原料水换热后, 再经过净化水冷却器( E3403/A、 B) 冷却后排入含油污水管网。
汽提出的酸性气自主气提塔顶抽出经过塔顶冷凝器( E3402) 冷凝后, 进入塔顶回流罐( V3403) 进行气液分离, 酸性气自罐顶进入火炬酸性气管网; 酸性水由塔顶回流泵( P3402/A、 B) 作为回流打回主汽提塔顶。