60万吨╱年重油催化裂化联合装置技改项目工艺流程

60万吨/年重油催化裂化联合装置技改项目工艺流程重油催化裂化装置反应再生部分混合原料油从装置外进入原料油缓冲罐，通过原料油泵升压后经原料油轻柴油换热器、油浆原料油换热器加热，经原料油雾化喷嘴进入主提升管反应器下部，分馏部分来的回炼油和回炼油浆混合后经回炼油雾化喷嘴进入主提升管反应器中下部。自分馏塔顶油气分离器来的粗汽油进入辅助反应器的下部回炼。主提升管反应器和辅助反应器的进料在反应器内与高温催化剂接触，进行原料的升温、汽化及反应。反应后的油气与待生催化剂在提升管出口经粗旋风分离器迅速分离后经升气管进入沉降器单级旋风分离器，再进一步除去携带的催化剂细粉后离开沉降器，进入分馏塔。待生催化剂经提升管出口粗旋及沉降器单级旋风分离器料腿进入位于沉降器下部的汽提段，在此与蒸汽逆流接触以置换催化剂所携带的油气。汽提后的催化剂沿待生立管下流，经待生塞阀、待生催化剂分配器进入再生器，下落过程中与上升的主风逆流接触，混合开始烧焦，最终完成焦炭及CO的燃烧过程。烧焦过程中产生的过剩热量由外取热器取走。再生后的催化剂通过再生斜管，进入提升管反应器底部的预提升段，以干气和蒸汽作提升介质，完成催化剂加速、整流过程，然后与雾化原料接触。再生器烧焦所需的主风由主风机提供，其中部分主风经增压机升压后，作为外取热器流化风。再生器烧焦产生的烟气，先经再生器旋风分离器分离其中携带的催化剂，再经三级旋风分离器进一步分离催化剂后，进入余热锅炉回收烟气的显热后经烟囱排入大气。分馏部分由沉降器来的反应油气进入分馏塔底部，通过人字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上部进行分馏。分馏塔顶油气经分馏塔顶油气热水换热器换热后，再经分馏塔顶油气空冷器和分馏塔顶油气冷凝冷却器冷却，进入分馏塔顶轻汽油分离器进行气液相分离。分离出的一部分粗汽油由粗汽油泵抽出后进入辅助反应器回炼，另一部分进入吸收稳定部分做吸收剂；富气进入气压机。酸性水由酸性水泵抽出，作为富气洗涤水送至气压机出口管线。轻柴油自分馏塔抽出自流至轻柴油汽提塔，汽提后的轻柴油由轻柴油泵抽出，经原料油轻柴油换热器、轻柴油富吸收油换热器、轻柴油热水换热器、轻柴油空冷器冷却后，一路作为产品直接出装置，另一路经贫吸收油冷却器冷却送至再吸收塔作吸收剂。回炼油自分馏塔自流至回炼油罐，经回炼油泵升压后，一路进入主提升管反应器，一路返回分馏塔。分馏塔多余的热量分别由顶循环回流、一中段循环回流、油浆循环回流取走。顶循环回流自分馏塔抽出，用顶循环油泵升压，经顶循环油热水、顶循环油空冷器冷却后返回分馏塔；一中段回流油自分馏塔抽出后，经循环油浆-分馏一中换热器加热，再到吸收稳定部分，为稳定塔底重沸器、解吸塔底重沸器供热，经过分馏一中油蒸汽发生器冷却后返回分馏塔。油浆自分馏塔底由油浆泵抽出，一部分去主提升管回炼，其余部分经循环油浆分馏一中换热器、原料油循环油浆换热器换热，再经循环油浆蒸汽发生器发生中压饱和蒸汽后，一路返回分馏塔底，另一路作为产品经产品油浆冷却器冷却后，直接出装置送至燃料油罐区。必要时回炼油浆可自泵出口直接送至提升管反应器回炼。吸收稳定部分从分馏塔顶油气分离器来的富气进入气压机进行压缩。气压机出口富气先与富气洗涤水汇合，再与解吸塔顶气及吸收塔底油混合，经压缩富气干式空冷器、富气冷却器冷却，进入气压机出口油气分离器进行气、液分离，分离后的气体进入吸收塔用粗汽油及稳定汽油作吸收剂进行吸收，吸收过程放出的热量由两个中段回流取走。贫气至再吸收塔，用轻柴油作吸收剂进一步吸收后，干气自塔顶分出送至产品精制装置脱硫。凝缩油由解吸塔进料泵从气压机出口油气分离器抽出后分成两路，一路直接进入解吸塔顶部，另一路经稳定汽油一凝缩油换热器加热进入解吸塔上部。解吸过程由塔底重沸器提供热量，以解吸出凝缩油中的C2组分。脱乙烷汽油由塔底经稳定塔进料泵抽出，经稳定塔进料换热器与稳定汽油换热后送至稳定塔进行多组分分馏，稳定塔底重沸器由分馏塔一中循环回流油提供热量。液化石油气从塔顶馏出，经稳定塔顶冷凝器冷却后进入稳定塔顶回流罐。液化石油气经稳定塔顶回流油泵抽出后，一部分作稳定塔回流，其余作为液化石油气产品送至产品精制部分脱硫及脱硫醇。稳定汽油从稳定塔底流出，经稳定塔进料换热器，稳定汽油凝缩油换热器，稳定汽油热水换热器换热后，再经稳定汽油空冷器、冷却器冷却，一部分由稳定汽油泵抽出送至吸收塔作补充吸收剂，其余部分送至产品精制装置脱硫醇。气压机出口油气分离器分离出的酸性水，送至联合装置内的酸性水汽提装置处理。气体分馏装置工艺流程简述从催化裂化装置来的脱硫液化石油气进入原料缓冲罐，经脱丙烷塔进料泵送至脱丙烷塔进料换热器及脱丙烷塔进料加热器后，以泡点状态进入脱丙烷塔。脱丙烷塔顶的碳二、碳三馏分经脱丙烷塔冷凝器冷凝后进入脱丙烷塔顶回流罐，冷凝液一部分用脱丙烷塔回流泵抽出，作为脱丙烷塔回流，另一部分送至脱乙烷塔作为进料。脱丙烷塔塔底用重沸器加热，热源为自催化装置来的低压蒸汽，塔底混合碳四馏分与原料换热，再经碳四馏分冷却后作为液化石油气产品送出装置。脱乙烷塔塔顶的碳二、碳三馏分经脱乙烷塔冷凝器部分冷凝后，进入脱乙烷塔回流罐。回流罐中的不凝气主要为碳二，经压力控制阀调压后送至燃料气管网。回流罐中的液体用脱乙烷塔回流泵全部送回脱乙烷塔顶作为回流。脱乙烷塔底用重沸器加热，热源为催化装置来的热水。脱乙烷塔底的碳三馏分自脱乙烷塔塔底自压进入丙烯塔。丙烯塔因分离要求精度高，塔板数较多，分为两塔串联操作，下段为1#丙烯塔，上段为2#丙烯塔。1#丙烯塔塔底用重沸器供热，用催化装置来的热水作为重沸器的热源。1#丙烯塔底的丙烷产品，经丙烷冷却器冷却至40后出装置去罐区储存。1#丙烯塔顶排出的气体进入2#丙烯塔下部，2#丙烯塔底部液体由丙烯塔中间泵送回1#丙烯塔顶部作为回流。2#丙烯塔塔顶馏出气体经丙烯塔冷凝器冷凝后，进入丙烯塔回流罐，用丙烯塔回流泵抽出后分两部分：一部分送回2#丙烯塔顶部作为回流；另一部分作为丙烯产品为聚丙烯装置提供原料。聚丙烯装置生产概述液相本体釜式工艺，其主要生产原料丙烯，来源于炼厂气体分馏车间，炼厂丙烯原料有微量水及少量硫、砷等杂质，直接影响聚合反应的正常进行及产品质量，原料丙烯进装置后，在丙烯精制系统精制，除掉原料丙烯含有影响聚合的微量杂质，鉴于生产规模及投资，原料精制系统采用常规再生方案，其方案有两种方式供选择，氮气循环再生，氮气再生后直接排放。产品聚丙烯为粉状颗粒，由于采用高效催化剂生产，其产品质量指标接近连续法生产指标。产品可不经造粒直接包装出厂，供用户使用。工艺说明本装置采用丙烯液相本体法生产聚丙烯，本装置主厂房内采用了8台聚合釜（12m3）和4台闪蒸釜（14m3）聚合釜出料采用减压真空法脱除未反应的丙烯，然后采用空气吹扫法使催化剂失活，得到粉状聚丙烯粉脂。液相本体间歇聚合法，聚合过程不需要溶剂，改善了未反应丙烯的高压回收和低压回收。低压丙烯回收采用干法回收、压缩、冷凝法进行回收，这样使丙烯单耗比常规生产降低。现在，本体法间歇釜式法生产聚丙烯均采用连续法使用的高效催化剂活性高、聚合时间短，聚合釜生产能力提高了。原来8台釜设计能力为2万吨/年聚丙烯，可以提高到3.2万吨/年聚丙烯。产品的灰分大大降低，其指标与速度法生产的质量很接近，具有消耗定额低、成本低、三废排放少等优点。聚合操作条件：反应温度7276，反应压力3.23.6MPa，丙烯进料由原来间歇进料，采用质量流量计进料方式，取消了丙烯进料罐，投料时间10分钟，升温时间15分钟，反应周期约4小时。丙烯回收操作条件，回收时间1020分钟，回收压力0.91.5MPa，低压回收0.02MPa。丙烯脱水、脱硫、脱砷及干燥器的再生：从气体分馏装置来的丙烯，先进入丙烯原料缓冲罐V-110A/B，再经丙烯泵P-101A/B打入串联G001A/B固碱干燥器，脱除游离水后进入分离器，分出游离碱液的丙烯进入氧化铝干燥器G101AD，脱除丙烯中微量水，再经丙烯脱硫器G003A/B，脱除丙烯中的硫，再经G102A/B丙烯脱氧器脱除氧，再经分子筛干燥器G103AD脱微量水，丙烯经上述净化过程净化后经化验达到精丙烯指标后进入精丙烯贮罐V-102A/B，再经泵P102A/B精丙烯输入泵，经质量流量计送至聚合釜R-101AH内，供聚合使用。当氧化铝干燥器G101AD和分子筛干燥器G103AD吸水达到饱和时，需再生切换设备时，再生步骤简述如下：再生设备中丙烯倒入原来罐后，再将残余的丙烯排放至干气贮罐V-001A/B，N2吹扫后再进行再生，再生温度控制在200250，循环氮气采用电加热器F101A/B加热，达到再生温度的氮气，进入干燥器脱除干燥器内氧化铝或分子筛中的水分，返回的含水氮气在再生冷却器E001中冷却，使氮气和水在再生氮气分离罐V-002分离，分离后的氮气进入再生氮气过热器，再进入再生氮气压缩机，经电加热器F111A/B加热，过热后的氮气200250，去干燥器循环多次，直到氧化铝或分子筛内的水脱除，再将干燥器采用降温操作，这样完成了再生操作。界区外来的氮气经氮气净化器G104A/B脱水、脱氧后得到精氮，精氮贮存在罐内，