1000吨重油催化裂化装置安全评价 - 图文

2重油催化裂化装置安全预评价

1000万吨/年重油催化裂化装置

安全预评价报告

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2.1装置概况

本项目为中国石油天然气股份有限公司某公司1000万吨/年苏丹原油工程中的一部分。本装置原料为来自常减压装置的常压渣油和减压渣油及加氢裂化尾油，两器技术采用快速床-湍流床串联再生方案。装置分为反应、分馏、吸收稳定、主风机厂房、气压机厂房、余热锅炉、产品精制等几个区域，各区基本上按流程式布置，占地面积：180×130=23400 m2。

2.1.1装置名称

中国石油天然气股份有限公司某公司重油催化裂化装置。

2.1.2装置规模及设计能力

催化裂化装置规模为350×104t/a，实际加工量为351.10×104t/a。装置的干气产量为9.27×104t/a；拟定干气脱硫规模为15×104t/a；装置的液化气产量为58.98×104t/a，拟定液化气脱硫脱硫醇规模为60×104t/a。拟建设一套140×104t/a规模的汽油脱硫醇设施。

装置年开工时数为8400小时。

2.1.3原料及产品

2.1.3.1原料来源

本装置所加工原料为苏丹1/2/4区混合原油常压渣油、减压渣油以及加氢裂化尾油，其原料配比：加氢尾油1.10×104t/a（0.31％）、常压渣油210.00×104t/a（59.81％）减压渣油140.00×104t/a（39.88％）。

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2.1.3.2产品去向

产品品种及去向见表2.1-1。

表2.1-1 产品品种及去向 序号 1 2 3 1 2 3 产品品种 产品 液化石油气 汽油 轻柴油 副产品 干气 焦炭 油浆 9.27 33.71 10.53 产量（104t/a） 产品去向 去气体分馏 去汽油醚化 去加氢精制 去PSA 转化为热能 去燃料油系统 58.98 132.58 105.33 2.1.3.3物料平衡

装置物料平衡见表2.1-2。

表2.1-2 催化裂化装置物料平衡 序 号 一 二 1 2 3 4 5 6 7

数值 物料名称 w% 原料 加氢尾油 常压渣油 减压渣油 合计 产品 干 气 液化气 汽 油 轻柴油 油 浆 焦 碳 损 失 合 计 0.31 59.81 39.88 100 2.64 16.80 37.76 30.00 3.00 9.60 0.20 100 kg/h 1310 250000 166666 417976 11034 70220 157828 125393 12539 40126 836 417976 104t/a 1.10 210.00 140.00 351.10 9.27 58.98 132.58 105.33 10.53 33.71 0.70 351.10 备注

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2.1.4公用工程消耗

2.1.4.1水用量

装置水用量见表2.1-3。

表2.1-3 给排水量 入 方 给排水点 新蒸鲜 汽 水 9 1 10 除氧水 331 331 循 环 冷 水 6912 8 6920 压力 循环 热水 6912 6912 自流循环热水 8 8 含油 污水 9 9 出 方 清 净 废水 8 8 生活 污水 7 7 酸性 水 45 45 凝结 水 38 38 外供 汽 228 228 备注 水冷却器 机泵冷却 蒸汽发生器 生活用水 注汽 合计 2.1.4.2电用量

装置电用量见表2.1-4。

表2.1-4 电用量 序号 1 2 3 电压V 10000（6000） 380 220 合计 轴功率 kW -3422 3200 90 -132 备注 2.1.4.3蒸汽用量

装置蒸汽用量见表2.1-5。

表2.1-5 蒸汽用量 蒸汽负荷(t/h) 0.4MPa 产汽 2 用汽 汽包 产汽 12 1.0Mpa 背压 产汽 86 装置 注汽 57.5 加热 用汽 40 汽包 产汽 312 3.5Mpa 汽机 用汽 86 装置 注汽 加热 用汽

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2.1.4.4压缩空气用量

装置压缩空气用量见表2.1-6。

表2.1-6 压缩空气用量 序号 1 2 项目 净化压缩空气 非净化压缩空气 压力 MPa(g) 0.6 0.6 连续Nm3/min 正常 60 60 最大 120 120 间断Nm3/min 正常 最大 2.1.4.5氮气用量

装置氮气用量见表2.1-7。

表2.1-7 氮气用量 序号 1 项目 氮气 合计 压力 MPa(g) 0.55 连续Nm3/min 正常 30 30 最大 40 间断Nm3/min 正常 最大 2.2工艺流程、设备

2.2.1工艺流程

2.2.1.1技术方案的选择

? 两器技术采用快速床－湍流床串联再生方案；

? 反应部分工艺技术方案采用常规催化裂化反应型式，配合降烯烃催化剂和助剂来提高本装置汽油产品的质量，满足市场和环保的要求；

? 烟气能量回收机组技术方案选同轴三机组方案； ? 余热回收方案

① 中、高温位余热回收方案

装置内中、高温位余热回收包括回收分馏二中、循环油浆、再生器过剩热

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及再生烟气的热量，根据热源温位情况，中、高温位的热源发生中压蒸汽，所产生中压蒸汽除部分用于驱动富气压缩机外，其余部分送出装置，由系统统一考虑中压蒸汽的合理利用问题。

装置正常情况下由回炼油和蒸汽轮机背压产生101t/h低压蒸汽，全部在装置内使用，在自产低压蒸汽不足时，由系统供给少量低压蒸汽。

② 低温余热回收方案

分馏塔顶油气、顶循环、轻柴、一中、稳定汽油等可提供低温余热，除部分加热装置内的除盐水外，其余部分全部产生热媒水，外输供气分和其它装置使用，最大限度回收催化装置的低温热。

? 采用的其它工程技术 ① PLY型高效旋风分离器； ② 冷壁式电液特阀；

③ 新型无龟甲网单层隔热耐磨衬里； ④ 变频调速机泵； ⑤ 新型的冷换设备。 ? 产品精制方案

① 干气、液化气脱硫化氢选用胺醇法脱硫工艺，脱硫溶剂选用国内新开发的复合型甲基二乙醇胺(MDEA)溶剂；

② 液化气、汽油脱硫醇采用无碱工艺（固定床无碱脱臭工艺技术）。

2.2.1.2工艺流程

重油催化裂化装置包括反应再生、分馏、吸收稳定、主风机及烟气能量回收机组、气压机组、余热锅炉、产品精制等部分。

? 反应再生及烟气能量回收部分 反应再生部分工艺流程图见附图2-1。 烟气能量回收部分工艺流程图见附图2-2。

原料油自装置外进入装置内原料油缓冲罐，经原料油泵升压后，再经原料油-顶循环油换热器、原料油-轻柴油换热器、原料油-循环油浆换热器加热至200℃左右进入提升管反应器，在此与～690℃的高温催化剂接触并迅速升温、

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汽化，在合适的反应时间内发生催化裂化反应。反应油气与待生催化剂在提升管出口处经提升管出口粗旋迅速分离，再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斜管下流，经待生滑阀进入再生器，与再生器二密相来的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，烧去约90%左右的焦炭，同时温度升至690℃。较低含炭的催化剂在烧焦罐顶部经大孔分布板进入二密相，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，以干气作提升介质，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，分别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，进入烟气轮机膨胀作功，驱动主风机组。烟气出烟气轮机后进入余热锅炉进一步回收烟气的显热后经烟囱排入大气。

? 分馏部分

分馏部分工艺流程图见附图2-3。

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至40℃，进入分馏塔顶油气分离器进行气液相分离。分离出的粗汽油由粗汽油泵抽出后打入吸收塔作吸收剂。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

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器及轻柴油空冷器冷却至60℃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到40℃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，一路经过回炼油蒸汽发生器冷却后进入提升管反应器，一路返回分馏塔，另一路作为二中循环回流。

分馏塔多余的热量分别由顶循环回流、一中段循环回流、二中循环回流及油浆循环回流取走。顶循环回流自分馏塔抽出，用顶循环油泵升压，经原料油－顶循环油换热器，顶循环油—热水换热器温度降至80℃后返回分馏塔；一中段回流油自分馏塔抽出后，经稳定塔底重沸器、中段油—热水换热器，温度降至165℃返回分馏塔；二中循环回流与回炼油一同抽出，经过二中蒸汽发生器，温度降到260oC，返回分馏塔；油浆自分馏塔底由油浆泵抽出后经原料油—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，温度降至280℃，一部分返回分馏塔底。另一部分作为产品经产品油浆冷却器冷却至90℃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

吸收稳定部分工艺流程图见附图2-4。

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一起至压缩富气空冷器冷凝，再与解吸塔顶气及吸收塔底油混合，经压缩富气冷凝冷却器冷却至40℃，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工厂燃料系统。

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。解吸塔重沸器采用低压蒸气作热量，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

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馏塔中段循环回流油提供热量。液化石油气从塔顶馏出，经稳定塔顶空冷器、稳定塔顶冷凝冷却器冷至40℃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，一部分作为稳定塔顶回流，其余作为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—除盐水换热器，分别与脱乙烷汽油、凝缩油、热水换热后，再经稳定汽油冷却器冷却至40℃，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，送至装置外（污水汽提装置）处理。

? 产品精制部分

① 干气、液化气醇胺脱硫部分：

该工艺的主要流程为：该工艺的主要流程为：含硫干气、液化石油气首先进入干气脱硫塔、液化石油气脱硫塔下部，干气、液化石油气自塔底由下而上与来自塔顶的MDEA脱硫剂贫液逆向接触。含硫干气、液化石油气中的硫化氢即被MDEA溶液所吸收，脱除硫化氢后的净化干气、液化石油气自塔顶排出，净化干气出装置，脱除硫化氢后的液化气进入液化石油气脱硫醇部分，含硫化氢的富MDEA溶液自塔底送至硫磺装置溶剂再生部分进行再生。

工艺流程见附图2-5、附图2-6。 ② 液化气固定床脱硫醇工艺流程简述：

经MDEA醇胺法脱除H2S的液化气，进入固定床脱硫醇部分。液化气首先进入水洗沉降罐水洗，再经胺液过滤器进一步分离出携带的胺液，以防夹带胺液中的H2S加速脱硫剂的失活。除去胺液的液化气进入装有JX-6B羰基硫脱硫剂的固定床底部，液化气中羰基硫COS等经JX-6B脱硫剂转化为硫化氢，再经精脱硫反应器利用JX-2B脱硫剂，精脱除掉硫化氢及危害JX-2A硫醇转化催化剂的其它有害物质。

精脱除硫化氢的液化气，进入硫醇转化反应器下部，在JX-2A脱硫剂作用下，利用溶解在液化气中的溶解氧将液化气中低分子硫醇转化为二硫化物，保证液化气产品铜片腐蚀合格和总硫合格。

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脱硫剂装填量，按满足脱硫剂使用寿命三年的要求考虑。 ③ 汽油脱硫醇部分

自催化裂化装置来的汽油经载有M-23固碱脱硫剂的预脱硫反应器，脱除汽油中的硫化氢而不脱除酚类，然后与非净化风、活化剂经空气混合器混合后进入固定床反应器，在催化剂床层上硫醇被氧化成二硫化物并溶于汽油中，反应后的汽油从反应器顶部排出，进入三相分离器进行沉降分离，尾气排至硫磺回收装置，成品汽油经汽油成品泵加压后打入砂滤塔 ，经进一步砂滤后送出装置。

工艺流程见附图2 -7。

2.2.1.3主要操作条件

主要操作条件见表2.2-1～2.2-5。 ? 反应再生部分

表2.2-1 反应再生部分主要操作条件 项目 沉降器顶部压力 反应温度 提升管内油气停留时间 再生器顶部压力 再生器床层温度 主要操作条件 0.36MPa(A) 500℃～515℃ 2.5～3.0 S 0.39 MPa(A) 690℃ ? 分馏部分

表2.2-2 分馏部分主要操作条件 项目 分馏塔顶压力 分馏塔顶温度 分馏塔底温度 主要操作条件 0.32MPa(A) 125℃ 355℃ ? 吸收稳定部分

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本文来源：https://www.bwwdw.com/article/3sto.html