炼油装置及加工流程特点.doc

常压装置简介本装置年加工量为100万吨，年开工时间为7200小时，有电脱盐、原油一次闪蒸、常压蒸馏三部分组成。本装置为燃料型装置，经常压蒸馏切割出粗汽油、轻柴油、重柴油和渣油馏份其设计特点是：1、装置采用一脱三注，即电脱盐、脱水、注缓蚀剂 、注破乳剂，为了防止重油中钠离子含量过高，装置不注碱 2、由于本装置处理的青海混合原油盐含量较高（100PPm），而且要求脱后原油盐含量不大于3PPm，所以本装置采用二级电脱盐措施3 设计中采用了一段闪蒸、一段蒸馏，工艺闪蒸油气自闪顶引出送至常压塔第28层塔盘上进行分馏，降低了加热炉的负荷，有利于节能4、加热炉采用了空气预热器，用以回收烟气余热，使排烟温度降为170，加热炉效率可达88%5、常压塔底渣油冷却后出装置进渣油罐区，也可与催化搞热联合，不需冷却直接进催化装置6、利用常顶含油污水和产品精制的污水做为电脱盐注水，以减少外供软化水量，降低能耗7、本装置利用循环水回收常顶油气、常一线柴油、常底渣油的热量，回收了低温位热量，减少了冷却水耗量，降低了能耗8、柴油进行碱冼催化裂化装置简介格尔木炼油厂催化裂化装置由洛阳石化工程公司设计，装置设计进料为全常压渣油，产品主要以汽油、柴油、液化气为主，设计使用超稳分子筛催化剂。装置主要由反应再生部分、分馏部分、吸收稳定部分、产品精制及酸性水汽提部分组成，并有再生烟气能量回收的高温取热器、余热锅炉以及大型机组四机组和气压机等。反应再生系统的布置型式是沉降器与第一再生器同轴布置，第二再生器与第一再生器并列布置。提升管出口设有两个粗旋，装置采用KH-4型四路高效雾化喷嘴进料（原设计为两路高效雾化喷嘴）。沉降器汽提段原设计采用空筒结构，96年加上了环形挡板，沉降器旋分器采用四组单级旋分器。第一再生器外设有气控式水自然循环外取热器，内设有蒸汽取热盘管。第一再生器密相温度控制在660690，第二再生器温度控制在725，保证再生剂定碳降到0.1%以下。第一、二再生器烟气合流后，经高温取热器取热，再进入多管式三级旋分器。分馏系统部分：分馏塔下层脱过热段为“人”字挡板（原设计为3层环形挡板），上部采用29层SUPER VI型塔盘，（原设计为单溢流固舌塔板），整个分馏塔设有顶循环回流、中段回流、油浆循环回流、回炼油循环回流。吸收稳定部分采用吸收与解吸双塔流程，主要设备有吸收塔、解吸塔、稳定塔、再吸收塔。产品精制系统包括汽油精制，液态烃精制，酸性水汽提部分。酸性水汽提部分设有酸性气焚烧炉。余热锅炉为德尔塔余热锅炉，由美国德尔塔公司设计，抚顺石油机械有限责任公司制造，型号为：BQC101/611-8.52/46.92-3.82/440，“”型结构；采用了洛阳新普石化公司生产的HEW1000型激波吹灰器、上海华力补燃系统和PLC控制系统。（原余热锅炉设计可过热中压饱和蒸汽28t/h，产生8.86t/h中压饱和蒸汽并可外供中压除氧水）。气压机组选用离心式压缩机，由背压汽轮机驱动。四机组为烟机主风机汽轮机电动/发电机。整个机组为全部国产化设备。烟机是两级悬臂式，型号：YL-6000D；主风机为两段离心式压缩机，型号：2MCL-1002-1；汽轮机为四级冲动背压式汽轮机，型号：NG40-132/0；电动/发电机为三相四级异步鼠笼式，型号：YKS2500-4。本机组正常生产时，可回收烟气能量并可向电网提供电能。备用主风机、增压机为离心式鼓风机。3、工艺原理原料油和回炼油混合进入提升管反应器，与高温催化剂接触进行裂化反应之后，催化剂进入再生系统进行再生后循环利用，反应油气由油气大管线进入分馏塔底“人”字挡板下，与循环油浆逆流接触，洗去油气所携带的催化剂并脱过热后到分馏塔上部进行分馏，从下往上依次得到回炼油、轻柴油、粗汽油和塔顶富气。轻柴油直接送往罐区作为加氢装置原料。分馏塔顶富气进入气体压缩机压缩后与粗汽油分别进入吸收稳定系统，通过吸收与解吸操作，分离出干气和脱乙烷汽油，然后再经过稳定塔的操作，在稳定塔顶得到合格的液化气，稳定塔底得到合格稳定汽油。稳定汽油和液化气送往产品精制进行脱硫化氢与脱硫醇后送往罐区。含硫污水经过酸性水汽提系统处理得到合格的净化水。1.1.3 工艺流程说明1、反应再生部分a.反应系统原料油和回炼油分别经原料油混合器和回炼油混合器混合后通过雾化喷嘴进入提升管反应器，与第二再生器来的高温再生催化剂接触进行催化裂化反应，反应油气与催化剂在粗旋中进行分离后，反应油气从粗旋顶部进入四组单级高效旋分器分离后，经集气室和大油气管线去分馏塔。催化剂从旋分器的料腿进入沉降器底部，落入汽提段；吸附有焦炭和油气的催化剂从上往下，与从汽提段底部喷入的汽提蒸汽逆向接触，脱除催化剂上吸附的油气和可汽提碳。经汽提后的催化剂进入待生立管，经待生塞阀进入第一再生器与主风接触进行烧焦再生。b.再生系统待生催化剂全部进入第一再生器，在第一再生器内烧焦放出的多余热量，通过外取热器和内取热盘管取走，控制一再密相温度660690，通过主风控制烟气中氧含量不小于2%（V），在第一再生器内烧掉焦炭中全部的氢和大部分炭。一再烧焦后的半再生催化剂经一再下部的半再生立管和半再滑阀进入半再生U型管，用增压机提供的提升风输送到第二再生器中，一、二再差压控制在0.030.005MPa，第二再生器密相温度控制在725，在此条件下第二再生器进行高温完全再生，使催化剂含炭量降到0.1%以下，经下流式再生斜管和再生滑阀进入提升管下部，进行下一循环反应。c.主风部分空气经主风机入口过滤器、消音器进入离心压缩机或备用主风机压缩后，主风机出口压力为0.34MPa，温度为180备机主风压力0.32MPa,温度为228，分三路进入再生系统：第一路进入一再辅助燃烧室，经一再底部主风分布管进入床层，用于一再的烧焦和流化；第二路进入二再辅助燃烧室，经二再底部主风分布管进入床层，作为二再的催化剂烧焦和流化风；第三路经增压机压缩后压力提高至0.40.5MPa后再分三路，分别作为外取热器流化风、套筒流化风、半再提升管提升风。d.烟气系统一再烧焦产生的烟气经三组两级旋风分离器分离出所携带的催化剂后引出，经烟气集合管、差压双动滑阀与二再来的烟气混合；二再烟气经过两组单级外旋风分离器脱去携带的催化剂，与一再来的烟气一起进入高温取热器取热后进入三旋进一步脱去细粉。烟气从三旋上部引出，一部分经烟机入口闸阀、入口蝶阀进入烟机，回收烟气的压力能和部分热能，使烟气的压力降至0.08MPa，温度降到420左右，将此烟气引入余热锅炉，进一步回收热能后由烟囱排入大气。另一路经旁路双动滑阀、降压孔板与烟机出来的烟气混合进入余热锅炉。烟机出口和余热锅炉入口设有水封罐。余热锅炉前设有三通阀，当不开锅炉时，烟气通过三通阀旁路直接排入烟囱。e.催化剂、助燃剂三旋分离下来的催化剂及少量烟气再经四旋进一步分离，回收下来的催化剂细粉进入计量罐和催化剂贮罐。袋装新鲜催化剂通过加料斗用空气输送装入冷催化剂罐，装置正常生产时需不断补充新鲜催化剂，即由冷催化剂罐底部通过自动小型加料器或由催化剂房催化剂加料罐通过小型加料系统加入到第一再生器密相床。CO助燃剂是通过加料斗和加料罐经小型加料线加入。热催化剂罐是提供装置停工时存储从再生器卸出的平衡催化剂。为了减少装催化剂时的跑损，在催化剂罐上方设有小型回收旋风器，装置开、停工时，为了大量装入和卸出催化剂，专门设有大型加料（卸料）线。为了防止重金属污染，反再系统设有金属钝化剂注入系统，钝化剂先在钝化剂中配制成溶液，配制时可用循环泵进行循环搅拌，使其浓度均匀，由钝化剂注入泵连续向原料管线中注入。2、分馏部分a.原料系统催化原料在正常情况下从常压装置直接进入催化原料油缓冲罐（V207），再由原料泵（P201A/B）抽出送到油浆/原料换热器（E210A/B）、原料蒸汽加热器（E210C/D）加热到180200后经原料喷嘴进入大提升管反应器；当原料量不够或开、停工时也可从罐区直接收冷原料进入V207；当原料量大时，也可通过外甩原料泵（P213A/B）将多余的原料甩入罐区原料罐。b.反应油气反应器顶505油气经DN800管线进入分馏塔（T201）底“人”字挡板下，反应油气与循环油浆经过挡板逆流接触。一方面洗涤油气携带的催化剂，另一方面使反应油气脱过热后进行分离，油浆下降到塔底，其余进入分馏塔上部进行进一步分离。c.分馏塔顶油气分馏塔顶的油气经油气冷凝冷却器（E201A/B/C/D）冷却后进入冷却器（E202 A/B/C/D）进一步冷却到40进入油气分离器（V202）。d.粗汽油系统粗汽油从油气分离器（V202）通过粗汽油泵（P203A/B）送到吸收塔（T301）26层，另一路作为冷回流和终止剂分别进入分馏塔（T201）的29层上和大提升管。富气从V202顶进气压机（C301），升压到1.3Mpa，送到吸收稳定系统。V202分离下来的含硫污水由污水泵（P209）抽出送至空冷E301入口富气管线，洗涤压缩富气。e.轻柴油系统轻柴油自T201顶16、19、23层抽出自流至轻柴油汽提塔（T202），经蒸汽汽提后轻组分经气返线返回T201的20层。汽提后的轻柴油自塔底由轻柴油泵（P205A/B）加压后经E216、E206、E207、E208冷却后分两路，一路作为贫吸收油；另一路送出装置，还有一部分作为装置内用封油、燃烧油等。f.顶循环回流顶循环油（130）自T201的26层流经顶循环泵（P204A/B），加压后再经过顶循环/循环水换热器（E203、E204）降到90返回分馏塔29层。g.中段回流中段回流自T201的13层（280）经中段泵（P206A/B）升压后经稳定塔底重沸器（E309），解吸塔底重沸器（E306）却热后，再经中段油油浆换热器（E210A）换热温度加至220左右后返回分馏塔的16层塔盘。h.重柴油重柴油自分馏塔第5层（或7层）抽出,由于本装置不出重柴油，现只保留抽出口。i.回炼油回炼油（330）自分馏塔第2层经自流到回炼油罐（V201），由回炼油泵（P207A/B）升压，经回炼油蒸汽发生器E215换热后，一路进入小提升管反应器，还有一路返分馏塔。j.油浆系统塔底油浆350左右自塔底经油浆泵（P208A/B/C），一部分经油浆与中段换热器（E210A）换热后再经原料油浆换热器（E210B）、油浆蒸汽发生器（E211AB）换热，分两路返回分馏塔；另一部分经E214（正常外甩冷却池）或E212（紧急外甩冷却池）冷却到90出装置。3、吸收稳定部分a.干气、贫气、富气气压机压缩后的富气与来自吸收塔（T301）底部富吸收油、解吸塔（T302）顶气体、P209的酸性水一起进入空冷器（E301AB）冷至40进入气压机出口油气分离器（V302），在V302中进行平衡分离，气体进入吸收塔（T301）底部，与来自T301顶部的吸收剂逆流接触，经过吸收后的贫气自T301顶部引出进入再吸收塔（T303）底部，与来自E207的轻柴油吸收剂逆流接触，轻柴油将贫气中携带的少量轻汽油、液化气组分吸收下来，自塔底排出，返回分馏塔第21层塔板上，干气从再吸收塔顶引出到高压瓦斯管网。b.凝缩油V302分离下来的凝缩油经解吸塔进料泵（P301）、解吸塔进料/稳定汽油换热器（E305）加热到80送进解吸塔（T302）顶部。c.脱乙烷汽油T302底部由解吸塔底重沸器（E306）提供热源脱除凝缩油中的C2组分后成为脱乙烷汽油。130的脱乙烷汽油由稳定塔进料泵（P305A/B）送到稳定塔进料/稳定汽油换热器（E308）加热到150，根据不同情况进稳定塔的15、19、23层。d.吸收塔中段回流吸收塔（T301）内吸收过程放出的热量由两个中段回流取走。一中回流（42）由T301第21层经一中段循环泵（P303），加压后经过吸收塔一中段冷却器（E303）冷却到38，返回到T301第20层。二中回流油（44）由T301第8层经二中循环泵（P304）加压后，经过吸收塔二中冷却器（E304）冷却到38，返回吸收塔（T301）第8层下。f.V302酸性污水气压机出口气液分离罐（V302）分离下来的酸性污水经过调节阀送到污水汽提装置进行处理。g.液化石油气在稳定塔通过塔底重沸器（E309）提供热源，脱乙烷汽油进塔内进行精馏，液化石油气自塔顶进入稳定塔塔顶空冷器（E308）、稳定塔顶冷凝器(E312A/B)冷凝冷却到40，进入稳定塔顶回流罐(V303)，液化气由稳定塔顶回流罐(V303)经稳定塔顶回流泵（P306）加压后，一部分返回稳定塔顶作冷回流，另一部分作为产品送至产品精制系统。h.不凝气不凝气由V303顶部经过T303压控阀到装置高压瓦斯管网。i.稳定汽油稳定汽油187由稳定塔底重沸器流出经稳定塔进料换热器（E307）、解吸塔进料换热器（E305）、空冷（E310）、稳定汽油/循环水换热器（E311）冷却到40，一部分由稳定汽油泵送到吸收塔作吸收剂，另一部分作为产品送至汽油精制装置。4、中压水汽系统由装置外供给的中压除氧水（5.8MPa，104）首先进入余热锅炉的省煤器预热升温后，分为两路，一路进入余热锅炉汽包供水，另一路进入V701、V702、V705中压汽包供水，余热锅炉汽包出来的饱和蒸汽直接进入余锅过热蒸汽盘管，V701、V702、V705出来的饱和蒸汽一部分进入第一再生器过热盘管，其余进入余热锅炉过热器，过热后的中压过热蒸汽直接并入装置中压蒸汽总管网，供主风机组和气压机组的蒸汽透平使用。再生器过热盘管出口蒸汽的温度由其入口调节阀来控制，余热锅炉过热器出口蒸汽温度由余热锅炉补燃瓦斯调节阀或补水调节阀来控制，汽包及产汽系统的排污排至排污扩容器。汽包定期加入磷酸三钠，保证蒸汽质量。5、汽油精制a.汽油预碱洗自催化裂化装置来的汽油在汽油碱液混合器MI4301与碱液混合以脱除汽油中的硫化氢，经预碱洗罐V4301沉降后分离。b.汽油脱硫醇预碱洗后的汽油在汽油空气混合器MI4302与非净化风和自活化剂泵P4305来的活化剂进行混合后进入固定床反应器R4301进行脱硫醇反应。反应器内装填有脱硫醇催化剂，使用寿命为2-3年，在固定床内，硫醇在脱硫醇催化剂、活化剂和空气的共同作用下被氧化成二硫化物并溶于汽油中，达到脱硫醇的目的。正常生产时，固定床反应器R4301AB并联操作，新增加的R4301C备用切换。汽油夹带的微量碱液在汽油沉降罐V4305中沉降分离。精制后的汽油经汽油成品泵进入沙滤塔，进一步脱水并加入1201金属钝化剂和汽油稳定剂后，即为产品出装置。c.尾气吸收自汽油沉降罐V4305顶部分离出的含烃尾气，进入尾气吸收塔T4302，用催化柴油吸收尾气中的烃类，吸收后的气体自塔顶排空，塔底富吸收油经吸收油泵P4302A/B压送至催化裂化装置分馏塔。6、液化石油气精制部分a.碱洗脱硫催化装置来的液化石油气进入一段碱洗混合器MI5201A/B与P3501来的碱液混合后进入液化石油气缓冲罐V5201沉降分离，该罐兼作一段脱硫的沉降器罐。分离后的液化石油气送至二段碱洗混合器MI5202A/B与P3501来的碱液混合后进入V5202，V5201、V5202分离后的碱液返回至P3501循环使用，液化石油气至MI5203，与水洗水进行混合洗涤液化石油气携带的碱液，经水洗碱沉降罐V5203沉降分离后，液化石油气至液化石油气脱硫醇部分，水洗后的含油污水排至污水管网。新鲜碱液由碱液罐V3502经碱液泵P3501B间断送至MI5201、MI5202前。碱渣由V5201、V5202间断送至碱渣罐V4304。b.液化石油气脱硫醇脱硫后的液化气进入液化石油气脱硫醇抽提塔T5301，用磺化酞菁钴催化剂碱液进行脱硫醇。塔顶脱硫醇后的液化石油气与自液化石油气水洗水泵P5302AB来的软化水在水洗碱混和器混合水洗，并经水洗碱沉降罐V5301沉降分离，水洗后的液化石油气进入液化石油气砂滤塔T5303使液化石油气中残存的水聚结分离，然后液化石油气进入液化石油气吸附器V5305AB（V5305AB内装填脱硫催化剂），进一步除去其中的硫化氢、COS、二硫化物等硫化物，脱硫醇后的液化石油气总硫含量小于40mg/m3。精制后的液化石油气即为产品送罐区或直接作为原料送至气体分馏装置。抽提塔底催化剂碱液进入氧化塔T5302用非净化风再生，并经过二硫化物分离罐V5303分离除去二硫化物后，催化剂碱液经催化剂碱液循环泵P5301AB循环使用。c.酸性水汽提部分自催化装置和重整加氢来的酸性水进入原料水脱气罐V6201，将脱出的轻油气排至低压管网，脱气后酸性水原料入除油器V6202A/B，当除油器进出口压差大于0.060.08MPa时，需进行切换操作，待处理的除油器可用净化水冲洗、非净化空气吹出等措施进行处理，除油后的酸性水和汽油精制部分来的含硫氨水一起进入原料水罐V6203A/B进一步沉降脱油，为了保持V6203A液面，在两台原料水罐之间设有“U”型管，自V6202A/B及V6203A脱出的轻污油自流至地下污油罐V6210，经污油泵P6204送至装置外。酸性水脱油后经原料水泵P6201A/B分两路进入汽提塔T6201，冷进料经调节阀（必要时可经E6201冷却）进入T6201顶，热进料经调节阀进E6203、E6206、E6202AF与净化水、侧线抽出氨气换热后进入主汽提塔T6201第40层塔盘，塔底直接用蒸汽加热汽提，侧线抽出气自第24层塔盘抽出，进入一级冷凝冷却器E6206、一级分凝器V6204，再进入二级冷凝冷却器E6205、二级分凝器V6205，再进入三级冷凝冷却器E6208、三级分凝器V6206，最后氨气冷至50得到纯度99.5%（体积）的氨气，经氨水混合器MI6201用软化水循环吸收配制成氨水。主汽提塔底的净化水与原料水换热后，经E6205冷却后，一部分送至常压电脱盐，一部分排入含油污水管网，还有一部分送至催化油浆外甩池。主汽提塔顶的酸性气经V6208送至焚烧炉F6201或火炬，经焚烧后高空排放。重整加氢装置简介重整加氢装置为格炼二期工程的重点，由15104ta催化重整、15104ta催化柴油加氢精制/柴油加氢降凝组成的重整加氢联合装置。催化重整装置原料为常压直馏汽油、加氢粗汽油和催化汽油，初馏点0180馏份油。预分馏切割出80180馏份，经过重整反应，生产高辛烷值汽油，满足全厂调和90#无铅汽油的需要。催化重整装置由预处理和重整反应两大部分组成，主要工艺设备共110台，其中塔器3台，反应器6台，加热炉9台，冷换设备22台，空冷器2台4片，容器33台，压缩机5台，泵30台。预处理部分由预分馏、预加氢、蒸发塔三个操作单元组成。预加氢选用DN200型催化剂，采用一台轴向热壁式反应器。在流程上，为了保证预加氢压力要求和氢气的需求，本装置设置了预加氢压缩机K4101，为了避免预加氢反应产物冷凝冷却后系统产生的铵盐析出堵塞管道和设备，在E4103/3.4管程后注脱氧水，并在预加氢反应器出口增加了脱氯罐D4114。重整反应用我国自行研制的低铂铼重整催化剂PRT-C、PRT-D混装工艺，一、二反装PRT-C，三、四反装PRT-D催化剂。关键设备采用较先进的结构形式，如重整进料及二段混氢采用纯逆流立式换热器，重整三、四反应器采用径向热壁式反应器；采用二段混氢工艺，对前段一、二反，以环烷脱氢为主，较易发生的反应采用较缓和的条件，即较低的温度和氢油比，对后段三、四反，以烷烃环化脱氢为主，较难发生的反应采取较苛刻的条件，即较高温度和高氢油比不仅降低了临氢系统压降，而且降低了能耗和提高了液收。重整反应四台加热炉采用倒u型管式“四合一”箱式炉，共用对流室，利用排烟余热加热脱氧水，送回动力车间，炉子热效率达88%以上。除四台重整加热炉以外的F4101、F4102、F4103、F4205四台加热炉采用集合烟道，一套空气预热系统的设计方案。F4206单独一台，其作用是分子筛和活性炭再生时加热N2。本装置开工用氢及精制油采用北京石油化工科学研究院制精制油及重整开工制氢技术，利用预处理部分设备，只需增加一台制氢反应器及少量阀门管线，即可制开工用精制油和开工用氢气。1.1.2 工艺原理常压原料和催化汽油以及加氢粗汽油通过预分馏切取80180馏分作为重整原料，同时切除少量的水份和杂质，通过预加氢除去原料中的硫氮化合物、不饱和烃以及铁、铅、铜等杂质以保护重整催化剂，再通过蒸发脱水塔得到满足重整反应所需的进料，重整原料中的环烷烃、烷烃等在重整催化剂、一定的温度、压力作用下，发生环烷烃脱氢、烷烃环化脱氢生成芳烃及异构化等反应，从而得到高辛烷值汽油，并副产氢气。最后通过稳定塔得到合格稳定汽油。1.1.2.1预加氢预加氢原料油为混合油，杂质（硫、氮、烯烃）含量较高，其反应条件较为苛刻，反应在一定的氢分压和催化剂存在的情况下进行，所用催化剂为DN200，重整原料油在预加氢反应中主要进行脱硫、脱氮、脱氧、脱金属、烯烃饱和等反应。A、脱硫反应为了保护重整催化剂较好的选择性和稳定性，重整原料中应有较低的硫含量，对于PRT-C、PRT-D催化剂要求硫含量少于0.5mg/kg。由于脱硫反应速度较快，以硫化物状存在在于原料中的硫，很快生产出烃类与硫化氢。化学反应方程式：RHS + H2RH + H2SRSR+ 2H2RH + RH + H2SRSSR + 3H2 RH + RH + 2H2S脱硫反应是耗氢反应和放热反应，每降低1%的硫耗氢：8.917.8m3氢/立方米原料，放热：16.01103焦耳/kg。B、脱氮反应重整原料中氮化物所含的氮，经加成反应转化成氨和相应的烃，但脱氮比脱硫困难得多，多数直馏重整原料油馏分，氮化物含量少，但是由于二次加工汽油作重整原料时（如焦化汽油），其氮化物较直馏原料要高的多，需经较高深度的加氢才能较彻底的脱除。对于PRT-C、PRT-D催化剂，原料中氮含量小于0.5mg/kg。化学反应方程式：RNH2 + H2 RH + NH3C、烯烃饱合烯烃饱和生成烷烃，其加氢反应速度比脱硫反应略慢，原料由于烯烃的存在，会增加在催化剂上的积碳，缩短生产周期。化学反应方程式：CnH2n + H2CnH2n+2烯烃饱和也为耗氢和放热反应，原料油溴价每降低一个单位，放热8.11103焦/公斤进料，耗氢量约为1.071.42Nm3/m3原料。D、脱氧反应原料油含氧化合物的脱除，在加氢条件下，使氧与氢生成水及相应的烃分子，通常很容易脱除，原料中的含氧化合物，主要是环烷酸，在二次加工产品中也有酚类，如不除去，当进入重整后，加氢反应生成水，会使系统中存水过多，从而使重整催化剂酸性组份流失速率加快，破坏重整催化剂水氯平衡。化学反应方程式：RO + H2R + H2OE、脱卤素反应有机卤素物经加氢可以生成相应的烃类及卤化氢，有机卤化物的脱卤比脱硫更困难一些。化学反应方程式：RCL + H2RH+HCLF、脱金属反应原料中含铁、铜、铅等的化合物，在加氢条件下分解生成金属，然后吸附在加氢催化剂上，如不除去进入反应器会使重整催化剂减活或失去活性。1.1.2.2重整催化重整以一定沸点范围的石油馏份经重整催化剂的作用，并在氢气保护和一定的反应条件下，发生芳构化反应和其它反应，使原来含少量芳烃的原料发生分子结构的重排，而成为富含芳烃和异构烷烃的生成物。这种产物经进一步加工处理，可获得高纯度的芳烃或高辛烷值的汽油。催化重整主要进行下述五类反应，另外还有生焦聚合反应，其中第三类反应称为芳构化反应。A、 六员环烷脱氢反应：C7H14C7H8 + 3H2B、 五员环烷的异构脱氢反应：C6H12 + C6H122C6H6 + 3H2C、 烷烃环化脱氢反应：C7H16C7H8+4H2D、 异构化反应：C7H16正构 C7H16异构E、 加氢裂化反应： C7H16 + H2C3H8 + C4H10另外还有聚合生焦反应，该反应是不可避免的，但原料烯烃含量越多聚合生焦越严重。1.1.3 重整装置工艺流程说明1.1.3.1预处理部分工艺流程说明预处理部分包括预分馏、预加氢、蒸发塔三个操作单元。预分馏目的是从HK180馏分油中切取80180馏分作为重整原料常压汽油从罐区至装置，与催化装置来的催化汽油混合后进缓冲罐(D4101)，缓冲罐底油与加氢装置来的粗汽油混合后经泵(P4101)升压后经换热器(E410112)与预分馏塔底油换热后进入预分馏塔(C4101)。塔顶馏出拔头抽(HK80)经水冷器(E4102)冷凝冷却后进入预分塔顶回流罐(D4102)，罐顶不凝气体排入火炬系统，罐底油分为两部分，一部分经泵（P4102）打回塔顶作为塔顶回流，一部分经泵(P4103)打入重整部分稳定塔(C4201)进行稳定，也可作轻汽油直接出装置作为调合组份。塔底油(80180馏分)去预加氢精制。预分馏塔热量来源除进料与塔底油换热外，主要靠预分馏塔底加热炉（F4101）提供。预加氢目的是除去原料中所含的硫氮化合物、不饱和烃以及铁、铅、铜等杂质，以保护重整催化剂。预分馏塔底油经泵(P4105)升压后与预加氢压缩机(K4101)排出的氢气混合后，经换热器(E410316)与预加氢反应产物换热后再经预加氢加热炉(F4102)加热至反应温度后进入预加氢反应器(R4101)，在催化剂作用下进行反应，反应生成物经换热器(E410316)与预加氢进料换热后经空冷(EC4101)、水冷器(E4104)冷凝冷却后进入预加氢气液分离罐(D4103)进行气液分离，罐底油自压入蒸发塔(C4102)，罐顶气体去柴油加氢装置，供加氢装置用氢。在第一周期停工检修中，预加氢部分新上了一个脱氯罐(D4114)，其作用是将从预加氢反应器(R4101)出来的反应产物经液相脱氯后再进入换热器(E410316)，从而降低去加氢装置用氢中的氯含量。为避免加氢装置及预加氢系统铵盐结晶，在预加氢产物进E4103/3.4管程后注脱氧水，动力来的脱氧水进D6112，经P6105升压后，一路注入加氢装置E6101/3.4后和E6101/1.2上游侧管道中。另一路注入重整装置预加氢系统E4103/3.4管程后，以防止掺炼催化汽油后E4103/3.4和EC4101铵盐结晶，含硫含氨污水从D4103底部界面板排至污水系统。蒸发塔(C4102)的作用是利用精馏的方法除去油中的微量水及无机硫，氨等化合物。从预加氢气液分离罐(D4103)底来的预加氢产物经换热器(E4105l.2)与蒸发塔底油换热后进入蒸发塔(C4102)，塔顶馏出物经水冷器(E4106)冷凝冷却后进入蒸发塔顶回流罐(D4104)，罐顶不凝气排入燃料气管网，罐底油经泵(P4106)全部打回塔顶作塔顶回流，塔底油经重整反应进料泵(P4108)升压后去重整反应部分。为调节D4104液位，D4104底油可间歇性排入稳定塔(C4201)。蒸发塔底设加热炉(F4103)，提供蒸发塔所需热量。1.1.3.2 重整部分工艺流程说明本部分包括重整反应和稳定塔两个操作单元。重整反应目的是使原料中的环烷烃、烷烃在重整催化剂的作用下发生环烷烃脱氢、烷烃环化脱氢生成芳烃及异构化等反应，从而提高辛烷值，并副产氢气，反应是在临氢状态下进行以保护催化剂。设计采用两段混氢工艺，四个反应器前均设置加热炉。从蒸发塔底来的精制油经重整反应进料泵(P4108)与循环压缩机(K42011)排出的循环氢混合,经立式换热器(E4201)与部分重整产物换热后，再经第一加热炉(F4201)加热后进入第一反应器(R4201)，底部产物经第二加热炉(F4202)加热后进入第二反应器(R4202)。由循环压缩机(K42012)循环氢气经二段混氢换热器(E4202)与另一部分重整产物换热后，与第二反应器底部产物混合经第三加热炉(F4203)加热后进入第三反应器(R4203)，第三反应器反应产物经第四加热炉(F4204)加热后进入第四反应器(R4204)。从第四反应器出来的重整产物与重整进料及二段混氢换热后，经空冷(EC4201)，水冷器(E4203)冷凝冷却后进入气液分离罐(D4201)，罐顶分出含氢气体，大部分经循环压缩机(K420112)升压后去重整反应系统循环使用，剩余部分为预加氢供氢。重整气液分离罐底油经泵(P4201)升压后经换热器(E42041.2)与稳定塔底油换热后进入稳定塔(C4201)，塔顶馏出物经塔顶水冷器(E4205)冷凝冷却后进入塔顶回流罐(D4202)，罐顶不凝气体排入燃料气管网，罐底液化汽经泵(P4202)升压后，一部分作塔顶回流，另一部分出装置。塔底稳定汽油经换热器(E420412)与塔进料换热后进入水冷器(E4206)冷却后送出装置。1.1.3.3 开工制氢及制精制油由于格炼在开工初期，既无开工精制油，又无开工用氢气，所以本装置采用石油化工科学研究院重整开工制精油及制氢技术，利用预处理部分原有设备，新增加一台制氢反应器(R4102)，在流程上，R4102与R4101串联时用直馏汽油制取精制油，在R4101切除后，由制取的精制油通过R4102制取重整开工所需的氢气。苯抽提装置概况原料：以来自催化重整装置的稳定汽油为原料。装置建设规模及弹性：装置设计3万吨/年（以抽提塔进料为准），装置操作弹性为60-110。装置组成：本装置由预分馏单元、抽提单元、溶剂再生单元和辅助单元四个单元组成。主要产品：该装置的产品有苯、脱苯汽油。溶剂：苯抽提装置的溶剂为环丁砜。1.1.1装置简介本装置以环丁砜为溶剂，采用北京金伟晖工程技术有限公司的SUPER-SEA-专利工艺技术，从重整稳定汽油中回收高纯度苯。本装置由预分馏单元、抽提单元、溶剂再生单元和辅助单元四个单元组成。预分馏单元处理量为13.45万吨/年，其原料为重整稳定汽油，产品为戊烷油、汽油调和组份和C6组份，戊烷油和汽油调和组份汇合经汽油组份线去罐区，C6组份进入抽提单元。抽提单元处理量为3.15万吨/年，其原料是预分馏单元的C6组份，产品为抽余油和苯，抽余油与戊烷油、汽油调和组份混和后作为脱苯汽油直接出装置，苯进入苯中间罐，经分析合格后送出装置。溶剂再生单元的作用是对溶剂进行沉降、过滤再生，再生后的溶剂循环使用，分离出的老化变质的溶剂和杂质送出装置。辅助单元的作用主要是溶剂储存、原料和产品储存、开停工进退料、收集全装置排凝物料等。1.1.2工艺原理利用烃类各组份在溶剂中溶解度不同，即当溶剂与原料油混合后，溶剂对芳烃和非芳烃进行选择性溶解，形成组成和密度都不相同的两相，即溶剂相(分散相)、抽余相(连续相)，在抽提塔中的溶剂相与原料油在塔板之间经过多次逆流接触传质，最终在塔顶得到芳烃含量很低的抽余油，在塔底得到富含芳烃的富溶剂。从而使芳烃和非芳烃达到分离的目的对各种烃类的溶解度按大小排列为：（1）芳烃与非芳烃在环丁砜中存在着明显的溶解度差异，这个差异就是芳烃与非芳烃之间溶解度的距离。（2）在同一类烃中，随着分子量的增加，而溶解度降低。即：苯甲苯二甲苯重质芳烃； 轻质环烷烃或烯烃重质环烷烃或烯烃； 轻质烷烃重质烷烃。（3）环烷烃或烯烃直链烷烃。1.1.3 工艺流程说明1.1.3.1预分馏单元来自重整装置的稳定汽油经汽油组份/进料换热器（E-0001ABC）与汽油组份换热后进入脱戊烷塔（C-0100）第21层塔盘。脱戊烷塔顶气体经脱戊烷塔顶空冷器（AE-0100）和脱戊烷塔顶后冷器（E-0003）冷凝冷却后进入塔顶回流罐（D-0100），罐底油经塔顶回流泵（P-0002）升压，一部分打回流，另一部分戊烷油则作为汽油调和组份送出装置, 脱戊烷塔顶安全阀去放空罐（D-0401）。脱戊烷塔底油即脱戊烷油（C5+组份）一部分经脱戊烷塔重沸器（E-0002）加热后循环回脱戊烷塔塔底，另一部分由脱戊烷塔底泵（P-0001）抽出升压后送入脱 C6塔（C-0101）第31层塔盘(脱戊烷油中苯含量低时改走设在第36层塔盘的下入口)。脱C6塔塔底油一部分经脱C6塔重沸器（E-0101）加热后循环回脱C6塔塔底，另一部分则经脱C6塔底泵（P-0101）加压，并与脱C6塔进料在汽油组份/进料换热器（E-0001 ABC）换热，再经汽油组份冷却器（E-0004）冷却后送出装置。脱戊烷塔、脱C6塔底重沸器的热源为中压蒸汽。脱C6塔塔顶气体，经脱C6塔顶空冷器（AE-0101）、后冷器E-0102冷凝冷却后进入脱C6塔顶回流罐（D-0101）。罐底油经脱C6塔顶回流泵（P-0102）升压，一部分打回流，另一部分则送入抽提进料缓冲罐（V-0201），作为抽提塔（C-0201）的进料，脱C6塔塔顶安全阀去放空罐（D-0401）。1.1.3.2抽提单元抽提原料为脱C5后的C6组份，抽提是将原料中的苯与非芳烃和其它芳烃分离，获得苯产品外送，非芳烃则作为副产品送出装置。来自抽提进料缓冲罐（V-0201）的抽提原料经抽提进料泵（P-0201）直接送入抽提塔（C-0201）第45块板(原料中苯含量高时从第50层塔盘进入，苯含量低时从第40层塔盘进入)。溶剂从顶部进入，返洗液从塔底进入。在抽提塔中，原料中的芳烃及少量非芳烃溶于溶剂中形成富溶剂，富溶剂从抽提塔底依靠自压，经贫富溶剂换热器（E-0201ABCD）与贫溶剂换热后进入汽提塔（C-0202）顶部第1块板,抽提塔顶部安全阀放空去地下溶剂罐（V-0404）。在汽提塔（C-0202）中用抽提蒸馏的方法将富溶剂中的轻质非芳烃和部分苯从塔顶蒸出。气相的轻质非芳烃和部分苯与来自水汽提塔（C-0204）塔顶物料混合后，经汽提塔顶后冷器（E-0207）冷却后进入汽提塔（C-0202）回流罐（D-0201），其中的油相部分用返洗泵（P-0203）打回到抽提塔底部作为C-0201的返洗回流，汽提塔顶部安全阀放空去放空罐（D-0401）。水相部分用汽提塔顶水泵（P-0204）送入集水罐（D-0203）。汽提塔（C-0202）塔底产物为苯和溶剂（也称第二富溶剂），经汽提塔底泵（P-0202）送至回收塔第13块板(（C-0205）。汽提塔塔底重沸器（E-0202）的热源为中压蒸汽。回收塔（C-0205）顶部安全阀放空去放空罐（D-0401），在回收塔中芳烃从塔顶蒸出，经回收塔顶冷凝冷却器（E-0205）冷凝冷却后进入回收塔顶回流罐（D-0204），水相排往抽余油水洗塔，油相一部分经回收塔顶回流泵（P-0209）加压后送至回收塔（C-0205）顶部作为回流，其余部分在白土塔进料换热器（E-0210AB）与白土塔底的产品进行换热，再经过白土塔进料加热器（E-0209）加热后，进入白土塔（C-0206）进行白土精制。白土塔顶部安全阀放空去放空罐（D-0401）。精制后的苯经与白土塔进料换热器（E-0210）换热，并经苯产品冷却器（E-0208）冷却后，送至苯产品中间罐（V-0202AB）。苯产品经检验合格后用苯产品输送泵（P-0211）送出装置。回收塔（C-0205）塔底的贫溶剂经回收塔底泵（P-0208）升压后，送入水汽提塔（C-0204）,作为水汽提塔塔底再沸器（E-0204）的热源，然后经贫/富溶剂换热器（E-0201ABCD）与抽提塔塔底的富溶剂换热后，大部分送到抽提塔（C-0201）的顶部循环使用，少部分送至溶剂再生系统再生处理，贫溶剂安全阀放空去汽提塔34层下。回收塔（C-0205）塔底再沸器（E-0206）的热源为中压蒸汽。来自再生溶剂过滤器（C-0301）的溶剂和水的混合物，进入水汽提塔（C-0204）进行汽提。水汽提塔塔顶的气相部分送到汽提塔顶部，与汽提塔顶产品混合。水汽提塔塔底再沸器（E-0204）壳程内的气相部分作为回收塔（C-0205）的汽提蒸汽，液相部分用水汽提塔底泵（P-0207）送入回收塔（C-0205）的下部进行回收处理。抽提塔（C-0201）顶部排出的含有溶剂及微量芳烃的抽余油，经抽余油冷却器（E-0203）冷却后，与来自下循环水泵的水洗水在抽余油混合器（M-0201）混合后进入溶剂分离塔（C-0207）进行沉降分离，溶剂分离塔顶部安全阀放空去地下溶剂罐（V-0404）。溶剂分离塔（C-0207）沉降分离产生的含溶剂的洗涤水一路可以与抽提塔（C-0201）的进料混合后送入抽提塔（C-0201），也可以进入D0201，另一路和出抽余油冷却器（E-0203）的抽余油混合打循环。从溶剂分离塔（C-0207）顶部出来的抽余油与来自下循环水泵（P-0205）的水洗水和自FIC0211来的循环抽余油在抽余油水洗塔进料混合器（M-0202A）中混合，然后送到抽余油水洗塔（C-0203）的底部第5层塔板。与来自上循环水泵（P-0213）的水洗水逆向接触，洗去抽余油携带的溶剂。抽余油水洗塔（C-0203）塔底的含溶剂的水洗水一部分由循环水泵（P-0205）抽出一路与C0203进料混合，另一部分送至抽余油混合器（M-0201）前与来自抽余油冷却器（E-0203）的抽余油混合，还有一部分含溶剂的水洗水送到集水罐（D-0203）；。经过初步脱溶剂的抽余油，再依次与来自上循环水泵（P-0213）、回收塔回流水洗泵（P-0210）的水洗水，在抽余油水洗塔混合器（M-0202B）、（M-0202C）混合后送入抽余油水洗塔中上段分别进行分离，分离出抽余油中的微量溶剂。水洗后的抽余油从抽余油水洗塔（C-0203）塔顶排出，由抽余油泵（P-0214）升压后一部分作为副产品送出装置，另一部分作为抽余油循环返回抽余油水洗塔进料混合器（M-0202A）前，抽余油水洗塔顶部安全阀放空去地下溶剂罐（V-0404）。中间罐（D-0206）的水洗水由上循环水泵（P-0213）升压后，一路送至抽余油水洗塔（C-0203）下段，另一路送至抽余油水洗塔（C-0203）中段。来自汽提塔顶回流罐(D-0201)、抽余油水洗塔（C-0203）底部的水汇集在集水罐（D-0203）中，再用集水罐水泵（P-0206A/B）送至溶剂再生单元。1.1.3.3 溶剂再生装置长期生产过程中会发生部分溶剂分解、聚合，为保证溶剂的质量，要对溶剂进行再生处理。来自贫富溶剂换热器（E-0201ABCD）的贫溶剂与来自集水罐（D-0203）的水在再生溶剂混合器（M-0301）混合后，送至多相分离器（D-0301）进行沉降分离，分离后混合物进入再生溶剂过滤器（C-0301）上部进行一次过滤再生处理，然后再进入再生溶剂过滤器（C-0301）下部进行二次过滤再生处理。处理后的溶剂和水的混合物送至水汽提塔汽提处理。再生溶剂过滤器（C-0301）底部排出的老化变质废溶剂装桶外送。1.1.3.4辅助单元装置停工时，系统内的溶剂和物料可从退溶剂线经溶剂冷却器（E-0401）冷却，退到湿溶剂罐（V-0402），剩余物料可从抽提塔（C-0201）、抽余油水洗塔（C-0203）、回收塔塔底泵（P-0208）等处地下溶剂线退入地下溶剂罐（V-040