80万吨重催装置操作规程工艺说明

第一章装置概述1.1设计依据（1）《河北中捷石化集团有限公司80万吨/年重油催化裂化装置可行性研究报告编制委托书》；（2）《河北中捷石化集团有限公司80万吨/年重油催化裂化装置工厂设计基础条件》；（3）建设单位提供的与该项目相关技术资料。1.2装置概况1.2.1项目名称建设单位：河北中捷石化集团有限公司装置名称：80万吨／年重油催化裂化装置1.2.2建设性质本项目属于新建项目。1.2.3建设规模及年开工时数重油管反按80×104t/a，汽油管反为16×104t/a；年开工时数：8000小时/年。1.2.4装置组成装置包括反应—再生部分、分馏部分、吸收稳定部分、主风机部分、气压机部分、余热回收部分。1.2.5设计原则（1）采用先进可靠的催化裂化技术，多产丙烯，降低汽油烯烃含量，提高企业的竞争能力和经济效益；（2）尽量采用“清洁工艺”，严格遵循国家、地方有关环境保护、消防、职业安全卫生的标准、规范，减少环境污染，确保排放物符合环保要求；（3）力求使装置操作简单灵活、抗事故能力强，同时采取行之有效的事故防范及处理措施，确保装置安全生产；1.2.6设计范围本次设计范围为装置界区内的的全部内容。1.2.7工艺设计目标（1）汽油的烯烃含量~18v%；汽油的辛烷值﹙RON﹚达到96以上；（2）操作弹性满足60％～110％；（3）气压机采用背压式气轮机驱动，蒸汽做动力；（4）催化剂的自然跑损控制在0.7㎏/t之内；（5）充分利用催化裂化装置的低温热；1.2.8装置的主要产品主要产品：富含丙烯的液化石油气、高辛烷值低烯烃汽油；副产品：油浆和干气。1.2.9原料及产品方案本装置的原料油为常压渣油，硫含量3000ppm（wt）。产品方案：以多产富含丙烯的液化石油气、高辛烷值低烯烃汽油为主要目的。产品去向：液化石油气至产品精制。汽油至产品精制。轻柴油至加氢精制。干气至产品精制。油浆至油浆罐。2原料及产品性质2.1原料性质设计原料为常压渣油，其性质见表2-1。表2-1原料油（常压渣油）性质（由研究单位提供）原料油常压渣油密度,（20℃）g/cm30.9485残炭,m%6.62H,％12.21S,μg/g3000N,μg/g3610烃族组成,m%饱和烃/芳烃/35.6/46.9胶质+沥青质17.5金属含量μg/gNi/V19.7/0.7Fe/Na5.7/19.2Ca16.2馏程℃初馏点28510%36630%42250%47170%54973%5552.2产品性质2.2.1干气和液化石油气组成见表2-2表2-2干气、液化石油气组成vol%(计算值)序号组份干气液化石油气备注1H237.372N213.253CO22.214H2O0.675O20.816H2S0.580.257C121.828C29.150.389C2=12.670.0110C30.18.0911C3=1.0945.3212nC402.0213iC40.0512.014nC4=0.014.8715IC4=0.0210.4916cC4=0.036.317tC4=0.049.2218≥C50.061.0合计100.00100.002.2.2汽油性质见表2-3表2-3汽油产品性质项目调和汽油*密度20℃,g/cm30.7889硫含量,μg/g570氮含量,μg/g160烃族组成烯烃,V%18.08饱和烃,V%29.30芳烃,V%52.63RON97.6诱导期,分钟＞500酸度,mgKOH/100ml0.85胶质,mg/100ml15腐蚀(Cu,50℃,3h)1a馏程,℃IBP3110%5530%8550%11570%15090%181FBP202*注调和汽油为轻汽油回炼后与重汽油馏分调和的产物2.2.3轻柴油性质见表2-4表2-4轻柴油产品性质项目数值密度,20℃,g/cm30.9706硫,%0.36氮,μg/g793碱氮,μg/g233粘度,20℃,mm2/s3.686酸度,mgKOH/100ml1.65胶质，mg/100ml156腐蚀,Cu,50℃,3h1a凝点,℃＜-30闪点,℃99馏程,℃IBP20910%23430%25850%28870%30890%32995%336FBP349十六烷值＜213装置物料平衡重油管反物料平衡及汽油管反物料平衡由研究院提供。表3-1重油提升管物料平衡序号物料名称产率数量备注wt%kg/h104t/a(一)原料1常压渣油10010000080.00合计10010000080.00(二)产品1干气4.1141103.292液化石油气其中C3=22.69.622600960018.087.683汽油36.863686029.494轻柴油21.052105016.845油浆550004.06焦炭9.8898807.907损失0.55000.4合计10010000080.00说明：表中数据为潜含量表3-2汽油提升管物料平衡序号物料名称产率数量备注wt%kg/h104t/a(一)原料1汽油1002000016.00合计1002000016.00(二)产品1干气4.939860.792液化石油气其中C3=31.5113.76630227525.042.203汽油59.79119589.574轻柴油2.114220.345焦炭1.663320.216合计1002000016.00说明：表中数据为潜含量表3-3装置总物料平衡序号物料名称产率数量备注wt%kg/h104t/a(一)原料1常压渣油10010000080.00合计10010000080.00(二)产品1干气5.151004.082液化石油气其中C3=28.0912.35280901235023.129.883汽油28.822882023.054轻柴油21.472147017.185油浆550004.06焦炭10.21102108.177损失0.55000.48合计10010000080.00说明：表中数据为潜含量4工艺流程简述重油催化裂化装置：包括反应—再生部分、分馏部分、吸收稳定部分、主风机部分、气压机部分、余热回收部分。4.1反应-再生部分自装置外来的常压渣油进入原料油缓冲罐（V1201），由原料油泵（P1201AB）升压后经循环油浆－原料油换热器（E1215AB）加热至280℃左右，与自分馏部分来的回炼油混合后进入提升管中部，分4路经原料油进料喷嘴进入提升管反应器（R1101A）下部，与通过预提升段整理成活塞流的高温催化剂进行接触完成原料的升温、汽化及反应，反应油气与待生催化剂在提升管出口经粗旋风分离器得到迅速分离后经升气管进入沉降器单级旋风分离器，在进一步除去携带的催化剂细粉后，反应油气离开沉降器，进入分馏塔。待生催化剂经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，经待生塞阀并通过待生塞阀套筒进入再生器(R1102)的密相床，在700℃左右的再生温度、富氧(3%)及CO助燃剂的条件下进行逆流完全再生。再生后的再生催化剂通过各自的再生立管及再生单动滑阀，进入两根提升管反应器底部，以蒸汽和干气作提升介质，完成催化剂加速、分散过程，然后与雾化原料接触。来自蜡油再生斜管的再生催化剂与来自汽油待生循环管的汽油待生催化剂通过特殊设计的预提升段整理成活塞流。轻重汽油分离塔顶回流油泵出口来的轻汽油，分两路进入汽油提升管反应器（R1104A）。R1104A的反应油气在提升管出口经粗旋迅速分离，油气经单级旋风分离器进一步除去携带的催化剂细粉，最后离开汽油沉降器，进入分馏塔。来自R1104粗旋以及汽油沉降器单级旋风分离器回收的催化剂进入汽油汽提段，在此与蒸汽逆流接触以汽提催化剂所携带的油气，汽提后的一部分催化剂经汽油待生斜管、汽油待生滑阀进入蜡油提升管反应器（R1101A）底部预提升段，与再生催化剂混合。再生后的催化剂通过各自的再生立管及再生单动滑阀，进入提升管反应器（R1101A）和汽油提升管反应器（R1104A）底部。在蒸汽或干气的预提升作用下，完成催化剂加速、分散过程，然后与雾化原料接触。再生器烧焦所需的主风由主风机B1101提供，其中B1101出口的主风一部分经增压机升压后，分别作为外取热器流化风、提升风及待生套筒流化风。再生器产生的烟气，由七组两级旋风分离器分离催化剂，再经三级旋风分离器(CY1104)进一步分离催化剂后进入烟气轮机(BE1101)膨胀作功，驱动主风机组。烟气出烟气轮机后进入余热锅炉发生3.9MPa级蒸汽，进一步回收烟气热能，使烟气温度降到200℃以下，经烟囱排入大气。4.2分馏部分来自反应器R1101、R2101的反应油气进入分馏塔（T1201）下部。分馏塔共有30层塔盘，底部装有6层冷却洗涤用的人字型挡板。油气自下而上通过人字挡板，经分馏后得到气体、裂解粗汽油、裂解轻油和油浆。为了提供足够的内回流和使塔的负荷比较均匀，分馏塔分别建立了四个循环回流。分馏塔顶油气先后经分馏塔顶油气-热水换热器（E1201/A～F）、分馏塔顶油气干式空冷器（E1202/A～L）、分馏塔顶油气冷凝冷却器（E1203/A～F）冷至～40℃，进入分馏塔回流罐（V1203），粗汽油经粗汽油泵（P1202AB）抽出，送至吸收塔。富气进入气体压缩机（C1301）；污水排至酸性水缓冲罐（V1208）经酸性水泵（P1203AB）抽出，送至硫磺回收装置处理。裂解轻油自分馏塔第14层板自流入轻柴油汽提塔（T1202），经水蒸汽汽提后用轻柴油泵（P1205AB）抽出，经轻柴油-热水换热器（E1206）、轻柴油-富吸收油换热器（E1210AB）、轻柴油-热水换热器（E1212AB）、轻柴油冷却器（E1214）冷却至60℃，一部分送出装置，另一部分经贫吸收油冷却器（E1213AB）冷却至40℃去吸收塔。油浆经循环油浆泵（P1209AB）从T1201底部抽出，经循环油浆－原料油换热器（E1215AB）、循环油浆蒸汽发生器（E1216AB）冷却至280℃返回分馏塔，一部分返回T1201人字挡板顶部（对进入分馏塔的油气进行冷却和洗涤），另一部分返回人字挡板底部。第三部分送至油浆冷却器（E1218A～F）冷至90℃送出装置。从吸收稳定部分来的富吸收油，经轻柴油贫吸收油—富吸收油换热器（E1210）换热后，进入分馏塔第9层塔板。一中回流由T1201第17层塔板用一中循环油泵（P1206AB）抽出送至稳定塔（T1304）稳定塔底重沸器（E1312）作热源，然后经分馏一中段油-热水换热器（E1207）冷至190℃返回T1201第14层塔板。回炼油由T1201第29层塔板自流入二中及回炼油罐（V1202），由二中及回炼油泵（P1208AB）抽出，一路与原料油混合后进入提升管反应器，另一路做为二中段循环回流，经分馏二中段油蒸汽发生器（E1208）后冷却至270℃，返回分馏塔第24层塔板；第三路做为内回流打入T1201第28层塔板上。4.3吸收稳定部分从V1203来的富气进入气压机一段进行压缩，然后由气压机中间冷却器冷至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与解吸塔顶气及富气洗涤水汇合后,先经压缩富气干式空冷器(E1301A-D)冷凝后与吸收塔底油汇合进入压缩富气冷凝冷却器(E1302A-D)进一步冷至40℃后,进入气压机出口油气分离器(V1302)进行气、液、水分离。经V1302分离后的气体进入吸收塔（T1301）进行吸收，作为吸收介质的粗汽油及稳定汽油分别自第四层及第一层进入吸收塔，吸收过程放出的热量由两个中段回流取走。其中一中段回流自第六层塔盘流入吸收塔一中回流泵（P1305A、B）,升压后经吸收塔一中段油冷却器（E1303）冷至40℃返回吸收塔第七层塔盘；二中段回流自第二十二层塔盘抽出，由吸收塔二中回流泵（P1306）打至吸收塔二中段油冷却器（E1304）冷至40℃返回吸收塔第二十三层塔盘。经吸收后的贫气至再吸收塔（T1303），用轻柴油作吸收