180万吨催化裂化油浆系统改造.doc

180万吨催化裂化油浆系统改造一：180万吨催化裂化装置简述针对榆林炼油厂原油一、二次加工不匹配的现状，2009年6月该180万吨/年催化裂化装置及配套系统由集团公司批复立项。装置由中国石化洛阳化工工程公司设计，采用石油科学研究院开发的MIP汽油降烯烃工艺技术。项目现场建设于2010年3月5日开工，至2010年底装置主体工程基本完成，计划于2011年6月建成投运。1、反应再生部分常压渣油从装置外进入原料油缓冲罐(V1203)，由原料油泵(P1201AB)抽出后经原料油轻柴油换热器（E1214AB）和分馏二中-原料油换热器（E1216）换热至168，再经循环油浆-原料油换热器(E1201AB)加热至200，与自分馏部分来的回炼油、回炼油浆混合后分六路经原料油雾化喷嘴进入提升管反应器进料汽化段，与预提升段整流后的680690高温催化剂接触完成原料的升温、汽化及反应，500的反应油气与待生催化剂经提升管出口4组粗旋分离催化剂后，通过粗旋升气管进入沉降器4组单级旋风分离器，再进一步除去携带的催化剂细粉，反应油气离开沉降器，进入分馏塔（T1201）。积炭的待生催化剂进入汽提段，在此与蒸汽逆流接触汽提出催化剂所携带的油气，汽提后的催化剂沿待生斜管下流，经待生滑阀进入再生器(R-1102)的烧焦罐下部，与自二密相来的高温再生催化剂混合开始烧焦，在催化剂沿烧焦罐向上流动的过程中，烧去大部分焦炭。含炭较低的催化剂在烧焦罐顶部经大孔分布板进入二密相，在680690条件下最终完成焦炭及CO的燃烧过程。再生催化剂经再生斜管及再生滑阀进入提升管反应器底部，在干气/蒸汽的提升下，完成催化剂加速、整流过程，然后与雾化的原料接触汽化并进行反应。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（B1101AB），升压后经主风管道、辅助燃烧室（F1101）及主风分布管进入再生器。再生烧焦产生的烟气经12组两级旋风分离器分离催化剂后进入三旋进一步分离夹带的催化剂，净化的烟气进入烟机回收压力能和热能，然后进入余热锅炉进一步回收烟气的热能，最后经烟囱高空排放到大气。开工用的催化剂由冷催化剂罐（V1101）或热催化剂罐（V1102）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自动加料输送至再生器。CO助燃剂由助燃剂加料斗（V1105）、助燃剂加料罐（V1106）用非净化压缩空气经小型加料管线输送至再生器。为保持两器系统的催化剂活性， 需从再生器内不定期卸出部分催化剂，由非净化压缩空气输送至废催化剂罐（V1103），然后由槽车运至固体填埋场填埋。2、分馏部分由沉降器来的反应油气进入分馏塔（T1201）下部， 通过人字挡板与循环油浆逆流接触， 洗涤反应油气中催化剂并脱过热，使油气呈“饱和状态”进入分馏段进行分馏。分馏塔顶油气经分馏塔顶油气除盐水换热器(E1202AF)、分馏塔顶油气干式空冷器(EA1201AL)、分馏塔顶油气冷凝冷却器（E1203AF）冷至40，进入分馏塔顶油气分离器（V1201）进行气、液、水三相分离。分离出的粗汽油经粗汽油泵（P1202AB）提压后分成两路，一路经粗汽油冷却器（E1215）冷却至28作为吸收剂进入吸收塔（T1301），另一路在需要时作为反应降温介质打入提升管第一反应区出口。分离的富气进入气压机（C1301）。含硫的酸性水自流入酸性水缓冲罐(V1208)，经酸性水泵（P1210AB）抽出，一部分作为油气洗涤水送至分馏塔顶油气管道，另一部分作为富气洗涤水送至气压机出口管道，另一部分送出装置。轻柴油自分馏塔13层（或15层）塔板抽出自流至轻柴油汽提塔（T1202），汽提后的轻柴油由轻柴油泵（P1204AB）抽出后，经原料油-轻柴油换热器（E1214AB）、轻柴油-富吸收油换热器（E1205AB）、轻柴油-热水换热器（E1206AB）换热，再经轻柴油空冷器(EA1203AB)冷却至60后，再分成两路：一路由贫吸收油泵（P1209AB）升压后，再经贫吸收油冷却器（E1208AB）冷却至28送至再吸收塔（T1303）作贫吸收油。另一路要么送出装置去罐区，要么直接去轻柴油加氢精制装置。 分馏塔多余热量分别由顶循环回流、分馏一中段和分馏二中段循环回流及油浆循环回流取走。 顶循环回流自分馏塔第4层塔盘抽出，用顶循环油泵（P1203AB）升压，经顶循环油-除盐水换热器（E1204A）、顶循环油-热水换热器（E1204BC）回收热量，最后经顶循环油空冷器(EA1202AB)冷却至85后返至分馏塔顶第1层塔板。分馏一中段回流油自分馏塔第19层抽出，通过分馏一中油泵（P1205AB）升压，经稳定塔底重沸器（E1303）、分馏一中段油-热水换热器（E1207）换热，温度降至200返回分馏塔14或16层塔板。分馏二中及回炼油自分馏塔第30层自流至回炼油罐（V1202），经分馏二中及回炼油泵（P1206AB）升压分三路，一路与换热后的原料油混合后进提升管回炼、一路作为内回流返回分馏塔第31层，另一路经分馏二中原料油换热器（E1216）换热后返回第28层。二：油浆系统工艺概述由沉降器来的反应油气进入分馏塔（T1201）下部， 通过人字挡板与循环油浆逆流接触， 洗涤反应油气中催化剂并脱过热，使油气呈“饱和状态”进入分馏段进行分馏油浆自分馏塔底由循环油浆泵(P1207AB)抽出后经循环油浆-原料油换热器(E1201AB)换热，再经循环油浆蒸汽发生器(E1209AC)发生4.22Mpa、255级中压饱和蒸汽后，温度降至280后分三路，一路进入产品油浆热水换热器（E1211AB）冷却至90，作为产品油浆送至罐区燃料油罐。需紧急外甩时，则同时启用外甩油浆热水换热器（E1212AB），将外甩油浆冷至90送至罐区燃料油罐；一路经油浆上返塔返回分馏塔洗涤脱过热段上部，另一路经油浆下返塔返回分馏塔底部。必要时，回炼油浆可自泵出口直接与换热后原料油混合送至提升管反应器进行回炼。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。桶装阻垢剂先经阻垢剂吸入泵打进化学药剂罐，然后由阻垢剂注入泵注入循环油浆泵(P1207AB)入口管线。三：180万吨催化裂化油浆系统从在的问题1. 油浆反塔温度高，分馏塔塔底温度高，油浆缩合等化学反应加快，塔底积碳严重。2. 油浆循环量小，油气洗涤效果差。塔底汽像温度高，产品分布不合理。3. 油浆流速慢，增加了油浆缩合反应时间。四：油浆系统从在的问题所导致的后果分馏塔底的油浆中重质芳烃和胶质、沥青质含量高，并含有一定数量的催化剂颗粒，在高温下极易缩合生焦，因此分馏塔底液相温度不易频繁调节，更不能做为调节塔底液面的手段。为防止油浆系统结焦，应严格控制分馏塔底液相温度在350以下，但是分馏塔底液相温度过低，油浆中340前馏份含量太高，外甩后会降低轻质油收率低，严重时会因油浆中轻组份含量过多而造成油浆抽空，因此分馏塔液相温度应高于340。油浆中固体含量高会强烈地磨损设备，特别是磨损高速运转部位，如油浆泵叶轮等。含量太高，还会造成油浆系统的结焦堵塞事故。因此在正常生产中，应控制油浆固体含量。油浆中固体含量的高低取决于催化剂进出分馏塔数量上的平衡。进入量取决于反应沉降器旋分器的分离效率，即油气携带进入分馏塔的催化剂量，而排出量取决于油浆回炼量与油浆出装置量之和。油浆中