石油催化裂化工艺毕业论文(编辑修改稿)

石油催化裂化工艺毕业论文(编辑修改稿)内容摘要：

采用钝化剂注入系统 ， 抑制催化剂脱氢反应和缩合反应。 能量回收系统采用了气控式外取热专利技术。 采用了待生催化剂分配技术使待生剂均匀分布在再生器密相床上层 ，使空气与催化剂呈上下逆流接触。 采用较高的密相线速 ， 密相线速为 ~ 米 /秒。 采用改进的主 风分布管。 装置工艺生产过程采用 DCS 集散型控制系统 [16]。 工艺流程简述 装置主要由反应再生系统、分馏系统、吸收稳定系统、主风机 烟机系统、气压机系统、余热锅炉系统、余热回收站系统等部分组成。 部分流程叙述如下： 反应部分 由提升管反应器和再生器构成：提升管内发生催化裂化反应 ； 再生器内进行。 反应再生系统是催化裂化装置的核心所在 ， 反应和再生过程是连续进行的。 该系统由反应部分和再生部分组成。 反应部分特点：一是在提升管下端设置预提生管段 ， 提升介质可用蒸汽或干气 （ 两者也可混合使用 ） ， 主要目的是将再生器来的催化剂提升和加速 ， 使其径向分布均匀 ， 为催化剂和原料充分接触和反应提供较为理想的环境 ； 二是设置了多层进料喷嘴 ， 根据原料油、回炼油、油浆的量和质的不同 ， 选择适宜的喷嘴型式和喷入位置 ， 对改善雾化状况、提高目的产品收率是十分重要的 ； 三是设置了提升管温度控制系统 ， 依靠调节催化剂循环量、原料与预热温度或进料量使提升管中部多点温度可控 ， 也可辅以提升管底部注入汽油 ， 顶部注入终止剂 （ 汽油或水 ） 控制提升管出口温度和反应时间。 反应 再生岗位是催化裂化装置的核心岗位 ， 本岗位的操作对全装 置安全生产、产品分布等关系重大。 因此 ， 本岗位的操作人员一定要严格执行工艺纪律 ，在工艺指标允许控制的范围内精心操作。 控制好物料平衡、压力平衡、生焦与烧焦平衡、供氧与需氧平衡以及两器的供热与需热的热平衡。 要求本岗位人员一定 要细心观察、冷静分析正确判断果断处理 ； 并熟悉掌握和使用自动保护系统。 使其处于良好的备用状态 ， 确保装置安全优质、低耗长周期运转。 催化裂化的化学反应主要有：裂解反应、异构化反应、烷基转移、歧化、氢转移、环化、缩合、叠合、烷基化。 图 31 反应再生 冷常压渣油自罐区来 ， 先经原料 顶循换热器 （ E2201A， B） 与顶偱油换热后 ， 与自常压装置来的热常压渣油混合后进入原料油罐 （ V2201） ， 混合原料油通过原料油泵 （ P2201A， B） 升压后 ， 通过原料油 轻柴油换热器 （ E2211A、 B） 、一中段油 原料油换热器 （ E2212A、 B） 、油浆 原料油换热器 （ E2202） ， 加热至200℃ 左右 ， 然后与从分馏来的回炼油混合后分六路经原料油雾化喷嘴进入提升管 （ R2101A） ， 与 690℃ 左右的高温催化剂接触进行原料的升温、气化及反应。 最终反应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 ， 经提升管进入沉降器四组单级旋风分离器 ， 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 （ T2201）。 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 ， 在此与蒸汽逆流接触以汽提催化剂所携带的油气 ， 汽提后的催化剂沿待生立管下流 ， 经待生立管、待生塞阀、待生催化剂分配器进入再生器 ， 在再生器内与向上流动的主风逆流接触 ， 完成催化剂的烧焦再生。 再生催化剂经再生立管、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、分散过程 ， 然后分别与雾化原料接触。 为防止原料中的重金属对催化剂造成污 染 ， 设置金属钝化剂加注系统。 金属钝化剂经化学药剂注入泵连续注入进料管线上。 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 ， 升压后经主风管道、辅助燃烧室及主风分布管进入再生器。 再生器产生的烟气先经 7 组两级旋风分离器分离催化剂 ， 再经三级旋风分离器进一步分离催化剂后进入烟气轮机膨胀做功以驱动主风机。 从烟气轮机出来的烟气进入余热锅炉进一步回收热能 ， 使烟气温度降到 180℃ 以下 ， 最后经烟囱排入大气。 当烟机停运时 ， 主风由备用主风机提供 ， 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降压后进入 余热锅炉。 开工用的催化剂由冷催化剂罐或热催化剂罐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器输送至再生器。 CO 助燃剂助燃剂加料斗、助燃剂罐用非净化压缩空气经小型加料管线输送至再生器。 三级旋风分离器回收的催化剂由三旋催化剂储罐用非净化压缩空气间断送至催化剂罐。 汽提段的作用是将待生催化剂携带的油气汽提出来 ， 增加产品收率 ， 减少再生器烧焦负荷。 旋分分离器的作用是利用离心力的作用进行气固分离 ， 回收再生烟气和反应油气携带的催化剂 ， 避免油气把大量的催化剂带到分馏塔 ， 避免烟气把大量催化 剂带出 再生器。 分馏部分 分馏的任务是把反应油气按沸点范围分割成富气、粗汽油、轻柴油、回炼油、油浆等馏分 ， 并保证各馏分质量符合规定要求。 轻柴油和重柴油经冷却后送出装置 ， 作为工厂轻、重柴油产品的调和组分 ， 或作为柴油加氢精制的原料。 回炼油和油浆作为反应进料送回提升管反应器。 单程转化的装置回炼油和油浆也可以送回装置 ， 或做为 芳烃抽提装置的原料 ， 抽余油在返回催化裂化装置。 图 32 分馏系统 分馏部分流程含多个系统 ， 包括原料油、回炼油、冷回流、顶循、一中段、二中段、油浆、粗汽油、柴油等系统。 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过热 ， 使油气呈饱和状态进行分馏塔。 分馏塔顶油气经分馏塔顶油气一热水换执器 （ E2203AD） 换热后 ， 再经分馏塔顶油气干式空冷器 (E2204A 一 H)及分馏塔顶油气冷凝冷却 （ E2205AD)冷至 40℃ ， 进入分馏塔顶油气分离器 (V2203)进行气、液、水三相分离。 分离出的粗汽油经粗汽油 (P2202A、 B)分成两路 ， 一路作为吸收剂打入吸收塔 （ T2301） ，另一路作为反应终止剂打入提升管上部。 富气进入气压机 （ C2301）。 含硫的酸 性水 用富气水洗泵 （ P2211A、 B） 抽出 ， 作为富气洗涤水送至气压机出口管线和提升管反应器上部。 轻柴油自分馏塔自流至轻柴油汽提塔 (T2202)， 汽提后的轻柴油由轻柴油(P2105A， B)抽出后 ， 经原料油 轻柴油换热器 （ E2211A、 B） 、轻柴油 富吸收油换热器 （ E2207A、 B） 、轻柴油一热水换热器 （ E2208A、 B） 、轻柴油空冷器 (E2209A、B)换热冷却至 60℃ ， 再分成两路：一路作为产品出装置 ， 另一路经贫吸收油冷却器 (E2210A、 B)使其温度降至 40℃ 送至再吸收塔 (T2303)作再吸收剂。 回炼油自分馏 塔自流至回炼油罐 (V2202)， 经二中及回炼油泵 (P2208A、 B)升压后一路返回分馏塔 ， 另一路与原料油混合进入提升管反应器 ， 第三路经二中蒸汽发生器 (E2214)降温后作为二中段循环回流。 分馏塔多余热量分别由顶循环回流、一中段循环回流、二中段循环回流、浆循环回流取走。 顶循环回流自分馏塔第四层塔盘抽出 ， 用顶循环油泵 (P2204A、 B)升压 ， 经原料 — 顶循换热器 （ E2201A， B） 、顶循环油 热水换热器 （ E2206A、 B） 温度降至 90℃ 返回分馏塔第一层。 一中循环回流自分馏塔第二十一层抽出 ， 用一中循环油泵 (P2207A、 B） 升压 ， 经稳定塔底重沸器 （ E2310） 、一中段油 原料油换热器 （ E2212A、 B） 、一中段油 热水换热器 （ E2217） 换热 ， 将温度降至 200℃ 返回分馏塔第十七层。 二中回流油自分馏塔第三十四层塔盘抽出 ， 经二中及回炼油泵 (P2208A、 B)升压 ， 分馏二中循环油经蒸汽发生器发生 级饱和蒸汽 ， 温度降至 280℃返回分馏塔第三十一层。 油浆自分馏塔底由循环油浆泵 （ P2209A、 B） 抽出后分为两路 ， 一路作为回炼油浆直接送至提升管反应器 （ R2201） ； 另一路经油浆 — 原料油换热器 （ E2202） 、循环 油浆蒸汽发生器 （ E2215A、 B） 发生 级饱和蒸汽将温度降至 280 后再分为两路 ， 大部分作为上下返塔至分馏塔 ， 小部分经产品油浆冷却器（ E2213A— D） 冷却至 90℃ ， 作为产品油浆送出装置。 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） 打进化学药剂罐 （ V2116） ， 然后由化学药剂注入泵（ P2101A、 B） 连续注入循环油泵 （ P2209A、 B） 入口管线。 吸收稳定部分 吸收稳定部分的任务是把来自分馏部分的富气分离成干气、液化气、并回收汽油成分 ， 将粗汽油进一步处理成稳定汽油。 吸收稳定部分由吸收塔、再吸收塔、解析塔、稳定塔构成。 图 33 吸收塔和再吸收塔 图 34 解析和稳定塔 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。 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 （ E2301AB） 进一步冷凝冷却 ， 再与吸收塔底油混合进入压缩富气冷却器 （ E2302AB） 进一步冷却至 40℃ 后 ， 进入气压机出口油气分离器 （ V2302） 进行气、液、水三相分离。 经 （ V2302） 分离后的气体进入吸收塔 （ T2301） 进行吸收。 作为吸收介质的粗汽油及稳定汽油分别自第六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。 其中一中回流自第八层塔盘流入吸收塔一中回流泵 （ P2303） ，由泵升压后经吸收塔一中回流油冷却器 （ E2303） 冷至 38℃ 返回吸收塔第九层塔盘 ； 二中回流自第二十八层塔盘流入吸收塔二中回流泵 （ P2304） ， 由泵升压后经吸收塔二中回流油冷却器 （ E2304） 冷至 38℃ 返 回吸收塔第二十九层塔盘。 经吸收后的贫气送至再吸收塔 （ T2303） ， 用轻柴油作吸收剂进一步吸收后 ，干气分为两路 ， 一路至提升管反应器作预提升介质 ， 一路至产品精制脱硫 ， 作为制氢原料和工厂燃料气。 凝缩油由解吸塔进料泵 （ P2301A、 B） 从气压机出口油气分离器 （ V2302）抽出分为两路：一路经解吸塔进料换热器 （ E2305） 加热进入解吸塔第九层 ， 另一路直接进入解吸塔顶部 ， 由解吸塔底重沸器 （ E2306） 提供热源 ， 以解析出凝缩油中 ≤ C2组分。 解吸塔底重沸器由 蒸汽加热。 脱乙烷汽油由解吸塔 （ T2302） 底抽出 ， 经稳定塔进料泵 （ P2305A、 B） 升压后再经稳定塔进料换热器 （ E2307AB） 与稳定汽油换热 ， 送至稳定塔 （ T2304）进行多组分分馏。 稳定塔底重沸器 （ E2310） 由分馏一中段回流提供热量。 液化石油气从稳定塔顶馏出 ， 经稳定塔顶干式空冷器 （ E2308AD） 、稳定塔顶冷凝器（ E2309AB） 冷至 40℃ 后进入稳定塔顶回流罐 （ V2303）。 然后经稳定塔顶回流泵 （ P2306A、 B） 抽出 ， 一部分作为稳定塔顶回流 ， 其余作为液化石油气产品送至产品精制装置脱硫、脱硫醇。 稳定汽油自稳定塔底先经稳定塔进料换热器（ E2307） 、 解吸塔进料换热器 （ E2305） 分别与脱乙烷汽油、凝缩油换热后 ， 再经稳定汽油 — 热水换热器 （ E2311） 、稳定汽油冷却器 （ E2313A、 B） 冷却至 40℃ ， 一部分至产品精制装置脱硫醇 ； 另一部分由稳定汽油泵 （ P2307A、 B） 加压后进入吸收塔 （ T2301） 作补充吸收剂。 产品精制系统 稳定汽油脱硫醇工艺流程 来自吸收 稳定岗位的稳定汽油与来自予碱洗沉降罐＜ V701＞的碱液经汽油 碱液混合气＜ MI701＞混合后一起进入予碱沉降罐＜ V701＞予碱洗的目的是除去汽油中的硫化氢＜ H2S＞和 环烷酸 ， 予碱洗沉降罐沉降后的碱液循环使用 ，如果碱液浓度低于 10%时可补充新碱液 ， 碱渣排入碱渣罐＜ V705＞。 从予碱洗沉降罐＜ V701＞顶部出来的汽油与活化剂泵＜ P703/ 2＞抽出的活化剂和非净化空气混合一起进入汽油 空气混合器＜ MI702＞充分混合。 ＜活化剂量为8~12L/h1 活化剂浓度为 10~16PPM＞ ， 由汽油 空气混合器出来的汽油进入并联固定床反应器＜ R701/A、 B＞底部 ， 由上而上的通过催化剂床层。 汽油中的硫醇在活化剂催化剂和空气存在条件下发生催化氧化反应 ，。