加氢裂化装置工艺流程描述.docx

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1、装置工艺流程描述一、加氢裂化工艺介绍1、加氢裂化联合装置由如下局部组成:1) 在反响器局部进料油和循环油通过加氢裂化反响转化为轻烃、石脑油、航煤和柴油。2) 在分馏局部,把从反响局部来的转化油切割成各种产品。3) 在酸性气处理局部,酸性干气和酸性液化气用醇胺溶液洗涤,以便除掉 H2S.2、反响器局部1) 颖进料流程从油罐来的颖进料经过滤器 K101 除去固体和沉降脱水后,进入缓冲罐 D101, 再由 P101A、B 送到换热器 E104 和 E104A、B,同反响器流出物换热,然后,与热循环氢混合一起进入 R101.2) 当进料及循环氢通过精制催化剂时,脱硫、脱氧、脱氮和烯烃炮和反响开头发生,

2、并在反响器底部订层完成,这些是放热反响,反响物温度上升。通过掌握反响器入口温度及调整急冷氢量,使温度上升受到抑制,以延长催化剂的寿命,同时防止发生飞温。在 R101 反响产物流出线上,要设置一个采样阀,以测定氮的转化。在生产期间, 要掌握流出油的总氮含量在 50ppm(wt.)内,就要调整 R101 的平均床层温度。假设反响器内的温度超商,用降低其次反响炉 F102 温度和加大急冷氢仍不能掌握裂化反响速度,则器内温度急升会严峻地使催化剂结焦,甚至破坏设备构造,使反响器壁过热。假设最大的冷却反响器仍不能掌握催化剂床层温度,则反响器和关联设备必需降压。当 R102A 和 B 中的任一个反响器温度超

3、过它的正常值 28时,应马上启动 7bar/min 泄压系统降压。要严格掌握 R102A、B 的温度,以保证颖进料100%地转化成所需要产品。在操作中,颖进料和循环油比例要保持不变。3) 反响产物换热器的流程从 Rl028 出来的反响产物通过一组换热器(E101E105)回收热量,最终用空气冷器 A101 冷却到 49 度后进入高压分别器 Dl02。空冷器进口注入冲洗水以除氨和防止氨盐沉积.注入处将允许大局部水汽化。注水泵 Pll4B 注水注入西面四组空冷,Pll4C 注水注入东面四组空冷,Pll4A_互为 Pll4B、C 备用。4) 气液分别经冷却的反响产物进入 Dl02,在其中进展油、水、

4、气三相分别。烃类产品通过 Dl02 液位掌握调整阀 Ll03A、B 进入低压分别器 Dl03。为了节能,正常状况下,液体全部经过 Ll03A 阀到能量回收透平 HTl01 进 Dl03。自 D102 底排出的水进入炼厂酸性水处理系统。D103 得到的物料大约在 1.96MPa 下操作,其闪蒸气送到酸性气处理局部,液相烃经与柴油和尾油换热后送分馏局部。5) 循环氢及反响器入口氢系统由 Dl02 来的气体进入循环氢脱硫塔入口分液罐 V901,再进脱硫塔 T901,然后从 T901 出来进入胺液分液罐 V902 后,进入压缩机 Cl01(在循环氢脱硫系统不投用时,循环氢直接由 Dl02 顶进入 Cl

5、01)。机出口分成两路:第一路与来自氢压缩机Cl02 的氢混合并通过换热器与反响器流出物换热。经过预热的氢气又分成两路经过反响加热炉(F101 和 Fl02)加热并与相应物流混合后分别进入 R101 和 Rl02A。Fl01 和 Fl02 掌握 Rl01 和 Rl02A 的入口温度。从 Cl01 出来的其次路气流作急冷氢。用于降低在反响器中急冷点上的反响物温度。本机备用急冷力量约为用于裂化反响器正常的总急冷流率的一半。反飞动线(管线号: 8B-P074-D83)的目的在于维持最小流量,以防止 Cl01 喘振。具体地说,当Cl01 吸入量低于规定流量时,FICV-119 阀即由其信号指示自动翻开

6、。以维持固定的晟低流量。6) 补充氢流程由制氢装置、重整副产氢和乙烯返回氢供给的氢由 Cl02 提高压力后,与循环氢混合加热。这种混合氢成为 Rl01 和 Rl02A 的入口氢气。7)再生在 R101、Rl02A、Rl02B 里的催化剂通过在循环气流中掌握燃烧而再生。利用现有的工艺设备再生并掌握空气流率。3、分馏局部分馏局部由四个主要的蒸馏塔和关心设备组成。从 Dl03 来的液相烃分为干气、液化气、轻石脑油、重石脑油、航煤、柴油和循环油。循环油返回裂化反响器以便转化成轻产品。 1)脱丁烷塔脱丁烷塔 Tl01 有 40 层浮阀塔板。Dl03 液相烃经 El05A、B 与反响器流出物换热后再与柴油

7、、尾油换热进入 Tl01。进料温度通过调整柴油换热器或尾油换热器 El22、El25 的旁路来掌握。Tl01 塔顶气相在塔顶冷凝器 Al02 和调温冷凝器El06 被局部冷凝,然后流入回流罐 Dl04为了使回流罐的压力稳定,废气在压力掌握下排走。全部夹带或溶解在进料中的水从 Dl04 的脱水包排出,送到酸性水汽提局部,自 D104 来的绝大局部液体烃经塔顶回流泵 Pl05A、B 并经过 49 度后进入高压分别器 Dl02。空冷器进口注入冲洗水以除氨和防止氨盐沉积.注入处将允许大局部水汽化。注水泵 Pll4B 注水注入西面四组空冷,Pll4C 注水注入东面四组空冷,Pll4A_互为Pll4B、C

8、 备用。4) 气液分别经冷却的反响产物进入 Dl02,在其中进展油、水、气三相分别。烃类产品通过 Dl02 液位掌握调整阀 Ll03A、B 进入低压分别器 Dl03。为了节能,正常状况下, 液体全部经过 Ll03A 阀到能量回收透平 HTl01 进 Dl03。自 D102 底排出的水进入炼厂酸性水处理系统。D103 得到的物料大约在 1.96MPa 下操作,其闪蒸气送到酸性气处理局部,液相烃经与柴油和尾油换热后送分馏局部。5) 循环氢及反响器入口氢系统由 Dl02 来的气体进入循环氢脱硫塔入口分液罐 V901,再进脱硫塔 T901,然后从 T901 出来进入胺液分液罐 V902 后,进入压缩机

9、 Cl01(在循环氢脱硫系统不投用时,循环氢直接由 Dl02 顶进入 Cl01)。机出口分成两路:第一路与来自氢压缩机Cl02 的氢混合并通过换热器与反响器流出物换热。经过预热的氢气又分成两路经过反响加热炉(F101 和 Fl02)加热并与相应物流混合后分别进入 R101 和 Rl02A。Fl01 和 Fl02 掌握 Rl01 和 Rl02A 的入口温度。从 Cl01 出来的其次路气流作急冷氢。用于降低在反响器中急冷点上的反响物温度。本机备用急冷力量约为用于裂化反响器正常的总急冷流率的一半。反飞动线(管线号: 8B-P074.D83)的目的在于维持最小流量,以防止 Cl01 喘振。具体地说,当

10、Cl01 吸入量低于规定流量时,FICV-119 阀即由其信号指示自动翻开。以维持固定的晟低流量。6) 补充氢流程由制氢装置、重整副产氢和乙烯返回氢供给的氢由 Cl02 提高压力后,与循环氢混合加热。这种混合氢成为 Rl01 和 Rl02A 的入口氢气。7) 再生在 R101、Rl02A、Rl02B 里的催化剂通过在循环气流中掌握燃烧而再生。利用现有的工艺设备再生并掌握空气流率。至于再生程序本局部不再表达。(2023 年后不再承受器内再生,目前国内全部加氢裂扮装置均承受器外再生技术)3、分馏局部分馏局部由四个主要的蒸馏塔和关心设备组成。从 Dl03 来的液相烃分为干气、液化气、轻石脑油、重石脑

11、油、航煤、柴油和循环油。循环油返回裂化反响器以便转化成轻产品。 1)脱丁烷塔脱丁烷塔 Tl01 有 40 层浮阀塔板。Dl03 液相烃经 El05A、B 与反响器流出物换热后再与柴油、尾油换热进入 Tl01。进料温度通过调整柴油换热器或尾油换热器 El22、El25 的旁路来掌握。Tl01 塔顶气相在塔顶冷凝器 Al02 和调温冷凝器El06 被局部冷凝,然后流入回流罐 Dl04。为了使回流罐的压力稳定,废气在压力掌握下排走。全部夹带或溶解在进料中的水从 Dl04 的脱水包排出.送到酸性水汽提局部,自 D104 来的绝大局部液体烃经塔顶回流泵 Pl05A、B 并经过流量调整返回脱丁烷塔顶作回流

12、。剩余局部由脱乙烷塔进料泵 P106A、B 送出,经液位与流量串级调整送至脱乙烷塔 T102。2) 脱乙烷塔脱乙烷塔 T102 有 35 层浮阀塔板。从塔顶来的汽相在冷凝器 E111 中局部冷凝, 然后注入塔顶回流罐 D105 中,通过气相压力掌握保持回流缺罐恒压。自 D105 来的液态烃用 P107A、B 做回流,回流量由 D105 的液位来调整。塔底液体进入塔底重沸器 E112,利用航煤产品的热量使其局部汽化。E112 是单程热虹吸式重沸器,加热量由脱乙烷塔第 29 层塔盘(由塔顶算起)的温度来掌握。塔底产品由冷却器 E113 来冷却,然后经液位调整送到液化气抽提塔 T151.在液化气抽提

13、塔中,液化气中的少量硫化氢用醇胺溶液抽提除去,处理后的液化气送至储罐。3) 第一分馏塔(T103)脱丁烷塔底产品,经液位与流量串级调整进入第一分馏塔,流量调整由 T101 的塔底液位来掌握,T103 有 36 层浮阀塔板。从 T103 塔顶来的汽相在塔顶空冷器 A103 和调温冷凝器 E107AB 里全部冷凝, 然后流入第一分馏塔回流罐 D106.P111A、B 把 D106 液体抽出,经流量调整返回塔作回流,轻石脑油产品经液位调整送储罐。重石脑油从第 9 层塔板抽出。航煤从第 19 层塔板抽出。塔底产品用 P108A、B 送出,经流量调整流入其次分馏塔(T106)。流量调整器由塔底液位掌握。

14、塔底产物的一局部经流量调整作为第一、二侧线汽提塔重沸器的热源。塔底产物的剩余局部与从汽提塔重沸器来的产物混合,进入第一分馏塔重沸炉 F104.4) 产品汽提重石脑油流入第一侧线汽提塔(T104)的顶部塔扳。Tl04 有 10 层浮阀塔板。用掌握从塔 Tl03 来的流量来维持汽提塔底液面。Tl04 的塔顶气体返回 Tl03 第 8 层塔扳。T104 塔底物一局部至 El08,(E108 是卧式热虹吸式巫沸器)以第一分馏塔底油作加热介质。另一局部由重石脑油泵 Pl09A、B 送出,经冷却器 Al05 和 Ell0,在流量掌握下送入储罐。航煤进入其次侧线汽塔 Tl05 顶部塔板。Tl05 有 10

15、层浮阀塔板。掌握从 Tl03 来的流量维持汽提塔底液面。从 Tl05 汽提出的汽体返回 Tl03 第 18 层塔板。T105 塔底一局部到 E109, (E109 是卧式热虹吸式重沸器)以第一分馏塔底油作加热介质。另一局部由航煤泵 P110A、B 送出,经脱乙烷塔底重沸器 E112 和冷却器 A104 及 E114,在流量掌握下送入储罐。5) 其次分馏塔(T106)其次分馏塔有 16 层浮阀塔板。在塔顶有供传热的填料段。该塔在减压条件下操作。从塔顶填料段(原第 l 层塔扳位置)来的柴油由泵 Pll3A、B 抽出,送至 Ell9 把热量换给锅炉水再经 Al06 冷却。柴油净产物经由项部塔盘温度给

16、定的流量调整送去储罐。剩余液体返回填料段璜部以冷凝迸入填料段的蒸汽。要掌握顶冷回流使塔顶汽相温度恒定和适当真空度。任何流入的空气或不凝气由其次分馏塔顶抽真空喷射器 Kl03A、B 抽除。喷射器的蒸汽由 Ell7 冷凝后,进储罐 DIl4,冷凝水由 Pll6 送 Dlll 作注水,油相由 Pll5 送加氢精制储罐或排 Dll6。T106 六层抽出由原来第 6 层板盘位置抽出,经 El20A 与加热炉用燃料油换热后,再由 Pl25A/B 抽送出装置到储罐。塔底油由 P1l2A、B 抽送一局部至重沸炉 Fl05 打循环入 Tl06,一局部 Tl06 塔底液体(称为循环油)经液位调整送到循环油缓冲罐

17、Dl07,并经 Pl02A、B 升压后送回上述的反响器局部。当承受一次通过方案生产时,未转化油则通过冷却器 Al07 冷却后送至储罐。增加尾油作为 El09 热源流程,经 El09 后再返回来转化油空冷器Al07,经 Al07 冷却后作为乙烯裂解原料或白油料。未转化油作裂解料时,在装置蜀区增设专线。6) 轻烃吸取塔原来流程来自 T101 顶回流罐 Dl04 的气体在压力掌握下进入轻烃吸取塔 Tl07 之第 28 层塔盘下,由下往上和来自 D103 的生成油逆流接触,在这个过程中,由 Dl04 气体携带的 C4、C3 组分被吸牧油局部吸取,富吸取油在 T107 的液位与流量串级掌握下经 Pl27

18、A/B 送去和 El05 的反响流出物换热,之后进入 Tl01。Tl07 之塔顶气进入 Tl52 进展脱硫,合格净化气进入瓦斯系统或制氢装置。4、酸性气处理局部本局部由液化气抽提塔、气体吸取和醇胺溶液再生三局部组成。1)液化气抽提从脱乙烷塔底得到的液化气进入液化气抽提塔 T-151 的底部,该塔是筛板塔。液化气在塔中上开与塔顶下流的醇胺溶液混合逆流接触,吸取液化气中的硫化氢。在塔的项部装有金属网,以削减被液化气携带的醇胺溶液的损失。塔底富液经液位调整与 Tl52 底的富液起进入富液闪蒸罐 Dl56。Tl51 塔顶经处理的液化气送入沉降分别器 Dl54,在分别器里,夹在液化气里的醇胺溶液回收利用

19、。处理后的液化气在压力掌握下送入储罐。2)气体吸取脱丁烷塔、脱乙烷塔和低压分别器的干气及外来干气经冷却器 El55 送到气液分别罐 Dl51。D151 气体送到酸性气体吸取塔 Tl52 的底部,然后在塔中上升,与塔顶流下的醇胺贫溶液逆流接触,硫化氢被醇胺溶液吸取除去。除去硫化氢后,气体进入分液罐 Dl52,除去被夹带的醇胺溶液。然后到制氢装置或装置内、外井瓦斯系统。5、循环氢脱硫局部由储罐 V903 来贫胺液经高压泵 P901A/B/C 抽送至 T901 顶,与从 V901 来循环氢逆向接触,吸取脱去循环氢中的硫化氢。从塔底出来的富胺液经减压后至富液闪蒸罐 D156,然后经 P155A/B 送至联合三车间溶剂联合再生。或直接由 D156 压至T153 进展装置内再生。