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炼油厂催化裂化装置干气脱硫改造项目可行性研究报告

炼油厂催化裂化装置干气脱硫改造项目可行性研究报告
炼油厂催化裂化装置干气脱硫改造项目可行性研究报告

炼油厂催化裂化装置干气脱硫改造项目

可行性研究报告

目录

1总论------------------------------------------------- 1 1.1项目及建设单位基本情况------------------------------ 1 1.2编制依据及原则-------------------------------------- 2 1.3研究范围及编制分工---------------------------------- 3 1.4项目背景及建设理由---------------------------------- 4 1.5主要研究结论---------------------------------------- 7 2建设规模、产品质量方案--------------------------------- 8 2.1建设规模-------------------------------------------- 8 2.2原料中硫化氢含量------------------------------------ 8 2.3产品质量方案---------------------------------------- 8 3工艺装置技术及设备方案--------------------------------- 9 3.1工艺技术及设备方案选择------------------------------ 9 3.2工艺概述------------------------------------------- 10 3.3工艺设备------------------------------------------- 13 3.4工艺装置“三废”排放------------------------------- 14 3.5占地面积、建筑面积及定员--------------------------- 14 3.6消耗指标与能耗------------------------------------- 14 3.7产品质量指标--------------------------------------- 15

3.8检验分析项目--------------------------------------- 15

4 原料、辅助原料供应------------------------------------ 16

4.1干气原料供应--------------------------------------- 16

4.2辅助原料供应--------------------------------------- 16

5 自动控制 --------------------------------------------- 17 5.1概述----------------------------------------------- 17 5.2控制系统及仪表选型--------------------------------- 17 5.3工艺装置自动控制方案------------------------------- 19 5.4控制室--------------------------------------------- 21 5.5自动控制系统公用工程消耗--------------------------- 21

5.6设计中采用的主要标准及规范------------------------- 21

6 气象及水文地质条件----------------------------------- 23 6.1气象条件------------------------------------------- 23 6.2水文地质------------------------------------------- 25 7总图运输、土建---------------------------------------- 2

7 7.1总图运输------------------------------------------- 27

7.2土建----------------------------------------------- 27

8 供电------------------------------------------------- 31 8.1概述----------------------------------------------- 31 8.2用电负荷------------------------------------------- 31 8.3防雷防静电接地设置 -------------------------------- 31

8.4执行的标准、规范 ---------------------------------- 31

9 职业安全卫生与消防----------------------------------- 32

10 环境保护 ------------------------------------------- 33 10.1污染源-------------------------------------------- 33 10.2控制污染的措施------------------------------------ 33 11项目实施规划----------------------------------------- 34 12投资估算及资金筹措----------------------------------- 35附图1:工艺原则流程图

附图2:设备平面布置图

附图3:设备竖面布置图

1总论

1.1项目及建设单位基本情况

1.1.1项目基本情况

1.1.1.1项目名称

某某公司炼油厂催化裂化装置干气脱硫改造。

1.1.1.2项目建设性质

本项目为扩能改造项目,对公司炼油厂催化装置现有10万吨/年干气脱硫进行改造,正常生产归公司炼油厂管理。

1.1.1.3项目建设地点

某某公司炼油厂。

1.1.2建设单位基本情况

1.1.

2.1建设单位名称、性质及负责人

建设单位全称:某某公司

企业性质:股份制企业

建设单位负责人:

1.1.

2.2建设单位概况

公司炼油厂始建于1970年,经过多年发展改造,目前原油一次加工能力700万吨/年,现运行装置 15 套,其中炼油装置 14 套,污水处理装置 1 套,还有相应配套的四个循环水场,一个净水场、两套总变电、锅炉等公用工程设施和油品的贮运和装卸栈台等辅助设施。可以生产汽油,柴油,溶剂油,苯类,丙烷,液态烃等石油化工产品,同时提供生产乙烯、丙烯、酸脂、聚丙烯、MTBE 等化工装置

的原料。

公司炼油厂位于吉林省吉林市东部,占地约 130 公顷。

公司炼油厂“十五”末期生产装置一览表

1.2编制依据及原则

1.2.1编制依据

1.2.1.1公司规划发展部关于编制《炼油厂催化裂化装置干气脱硫改造》可行性研究报告委托书。

1.2.1.2公司炼油厂技术科提供的设计基础资料及公用工程基础数据资料。

1.2.1.3某某天然气股份有限公司《炼油化工建设项目可行性研究报告编制规定》。

1.2.2编制原则

1.2.2.1充分依托公司炼油厂催化装置现有的公用工程及辅助配套设施。

1.2.2.2采用国内现有先进、可靠的技术,保证本工程实施后装置生产运行达到“安、稳、长、满、优”,产品质量优良,各项技术经济指标达到同行业一流水平,干气脱后总硫含量满足后续装置生产和民用燃料的要求。

1.2.2.3装置布置满足现行国家规范要求,在满足总图布置要求的前提下,力求符合工艺流程的要求并方便操作和维修。

1.2.2.4项目实施执行国家相关的法律和规范,注重环保措施的“三同时”。确保项目投产后符合职业安全卫生的要求,使企业在获得经济效益的同时产生良好的社会效益。

1.3研究范围及编制分工

1.3.1研究范围

本可行性研究报告对炼油厂催化裂化装置干气脱硫改造项目的建设规模、工艺技术及设备方案、原材料供应、自动控制、厂址方案、辅助生产设施、消防、环境保护、职业安全卫生、投资估算进行了分

析和研究。由于本装置产品不直接作为商品出厂,因此不包括产品市场与价格预测、财务评价、预期目标及风险等内容的分析和研究。1.3.2编制分工

本可行性研究报告由某某华东勘察设计研究院吉林分院负责编制。

1.4项目背景及建设理由

1.4.1催化裂化干气脱硫装置概况

公司炼油厂催化裂化干气脱硫装置于1989年建成投产,原设计加工能力5万吨/年(加工一催化装置的干气,实际设计能力考虑了加工60万吨/年重油催化装置建成投产后的干气,干气中硫化氢含量为10000ppm),采用湿法醇胺脱硫工艺,以甲基二乙醇胺(MDEA)为溶剂。

装置工艺流程:催化裂化装置及重油催化裂化装置供给的干气以及气柜压缩机回收的干气汇合之后,经原料干气分液罐分液后,进入干气脱硫塔一层塔板下,与从上部流下的贫液逆向接触,干气中的硫化氢和二氧化碳被吸收。净化干气从塔顶逸出,经净化干气分液罐分液后,并入高压瓦斯管网;凝液靠自压流入干气吸收塔底部。装置所需的溶剂-贫液(甲基二乙醇胺溶液)由硫磺回收车间溶剂再生装置统一提供;装置产生的含有H2S的溶剂-富液送到溶剂再生装置进行再生,溶剂循环使用。

1.4.2项目建设理由

催化裂化装置干气脱硫目前具有处理10万吨/年干气的能力,但随近年来两套催化裂化装置的改造、原料性质的变化,公用工程系统的变化,干气脱硫系统实际能力已不能满足需要;

主要因素如下:

(1)实际干气产量增加

两套催化裂化装置原料重质化:1996年,重油催化装置加工能力由60万吨/年增加到70万吨/年,处理量增加,并且原料性质变重,干气产量增加;2002年一催化装置进行了原料重质化改造,加工能力从100万吨/年提高到140万吨/年,并且原料性质变重,干气产量增加。

2001年,实施了气柜瓦斯回收项目,增加瓦斯压缩机,将气柜中的低压瓦斯经过压缩后并入高压瓦斯管网,降低加工损失及能耗。由于气柜瓦斯硫化氢含量较高,需要进行脱硫处理,因此将气柜回收的低压瓦斯(1500Nm3/h)并入二催化干气至脱硫的管线,一并进入脱硫装置处理。增加了干气脱硫的负荷。

(2)原料干气中硫化氢含量增加

2002年以来,工厂开始较大比例掺炼俄罗斯原油,原料中硫含量增加,以及两套催化裂化装置加工方案变化(采用降烯烃操作方案,反应活性较高),两套催化裂化装置干气中的硫化氢含量增加,由未掺炼俄罗斯原油时的10000ppm左右提高到掺炼俄罗斯原油后的20000ppm左右。造成干气入脱硫装置前硫化氢含量增加,使干气脱硫的实际负荷增加。

(3)运行时间长,设备老化,设备腐蚀加剧

炼油厂催化干气脱硫装置于1989年建成投产,至今已运行近20年,部分设备老化,并且装置长期在硫化氢条件下操作运行,部分管线及调节阀已有腐蚀迹象,存在一些安全隐患问题。比如:由于脱硫系统设备及大部分管线、阀门、仪表调节阀腐蚀严重随时都可能发生泄漏事故,脱硫平台框架的腐蚀减薄及易发生坠落事故,对装置的安全平稳生产造成很大的威胁等。

另外,由于装置运行时间较长,而且腐蚀现象严重,造成部分仪表损坏失灵,影响正常使用。玻璃板液位计因年久腐蚀,也无法看清现场液位。

目前干气脱硫装置的负荷情况如下所示:

表1-1,目前干气脱硫系统的物料平衡:

由上表可以看出干气脱硫装置实际加工量已经超出设计能力。由于干气脱硫塔初建设计能力仅为5万吨/年,能力余量较小,导致目前干气脱硫装置弹性小,特别是当两催化装置生产方案有调整,干气收率增加时,并且干气中硫化氢含量增加,干气脱硫无法适应需要,经常出现干气脱硫后质量不合格的问题。

另外,如前所述,炼油厂计划将常减压装置的轻烃气相引入干气脱硫装置脱硫处理,加上新建30000立方米气柜项目投产后,需要进行脱硫的干气量增加,现有干气脱硫设施已远远不能满足干气脱硫负荷增加的需要。

干气脱硫后进入瓦斯管网,供全厂加热炉使用和附近居民民用,干

气脱硫后硫含量超标,会造成干气对管网及加热炉设施的腐蚀加剧,造成安全隐患,并威胁居民用燃料气的安全。

另外,据统计,催化干气脱硫在2007年1-2月份干气脱后硫化氢含量不合格14次,最高710ppm,最低71ppm(干气中硫化氢含量控制指标为≯50ppm)。

因此,有必要对干气脱硫塔进行改造,提高其处理能力,提高干气脱硫系统的操作弹性,以保证干气质量合格,避免干气中硫化氢含量过高对管线系统的腐蚀。

1.5主要研究结论

1.5.1主要评价指标

项目的主要评价指标,见下表。

主要财务指标一览表,表1-2:

1.5.2研究结论

通过可行性研究分析认为:为了满足公司炼油厂生产的干气需要进行脱硫处理的总量要求,并且保证脱后干气中H2S含量指标合格,必须对公司炼油厂催化裂化装置干气脱硫进行改造。

1.5.3存在问题

由于目前干气脱硫装置处理量为10.8万吨/年,装置扩能改造完成后的初期,装置加工负荷较低。

2建设规模、产品质量方案2.1建设规模

本装置建设规模为:加工处理干气15万吨/年2.2原料中硫化氢含量

原料干气中硫化氢含量,见表2-1。

表2-1:

2.3产品质量方案

经脱硫装置脱硫后的产品质量指标见表2-2。

表2-2:

3工艺装置技术及设备方案

3.1工艺技术及设备方案选择

3.1.1原料来源

干气脱硫单元的原料干气来源于吉化炼油厂70万吨/年和140万吨/年两套重油催化裂化装置,气柜回收的瓦斯。

3.1.2国内外工艺技术路线的介绍

干气脱H2S,目前采用较多的工艺是湿法醇胺脱硫工艺即溶剂吸收法,脱硫溶剂采用N-甲基二乙醇胺(MDEA)溶液。含H2S干气在吸收塔内与贫液(再生后的N-甲基二乙醇胺溶液)逆流接触,进行酸碱中和反应,溶剂吸收了干气中所含的H2S、CO2气体,使干气得到净化。溶剂在再生塔内遇热进行逆向解吸反应,释放出H2S、CO2,使溶剂再生,再生溶剂循环使用。该工艺过程主要化学反应是甲基二乙醇胺与H2S、CO2的化合反应及逆反应:

2MRN+H2S === (MR2NH)2S

(MR2NH)2S+ H2S === 2(MR2NH)HS

2MR2N+ H2O+ CO2 === (MR2NH)2CO3

(MR2NH)2CO3+ H2O+ CO2 === 2(MR2NH)HCO3

式中M表示–CH3,R表示–C2H4OH

上述反应是可逆的。溶剂在低温时(25~40℃)吸收H2S,高

温时(>105℃)解吸出H2S。

3.1.3设备方案对比及选择

本项目主要改造内容为新建1台干气脱硫塔,在满足工艺技术指标和处理量要求的前提下,塔体及内件形式可以有以下两种方案可供选择。

(1)采用板式塔,塔径2000mm,板间距600 mm,20层单液流浮阀塔盘,塔盘采用ADV浮阀塔盘。操作弹性50~120%。塔内件设备投资较低。

(2)采用填料塔,塔径2000mm,分三段填料,每段填料高度3500 mm,填料选用Φ50阶梯环散堆填料。通过更换不同规格的分布器,该塔操作弹性可以极大拓宽。塔内件设备投资比较板式塔高25万元左右。

根据以上两种方案的对比,考虑到装置改造完开工后实际处理量仅为约10万吨/年的情况,以及以后炼油厂需要进行脱硫的干气总量进一步增加的可能性,我们建议采用填料塔。

3.2工艺概述

3.2.1装置规模和年操作时数

本项目实施后,年操作时间为8000小时,装置规模为处理干气15万吨/年。

3.2.2产品

本装置产品为净化干气,送往炼油厂高压瓦斯管网,产品质量指标见表2-2。

3.2.3工艺流程简述

两套催化装置来的干气混合后先进入原料液化气聚结器G-3102,脱除凝缩油后的干气自塔底进入干气脱硫塔T-3101A,与自塔顶来的乙醇胺贫液逆向接触,脱除干气中的H2S。净化干气自T-3101A顶出来后进入净化干气聚结器G-3103,分离出乙醇胺溶液的净化干气并入工厂高压瓦斯管网。从溶剂再生装置来的乙醇胺贫液自塔顶进入干气脱硫塔T-3101A,吸收完干气中H2S的富液自T-3101A底流出,自流进入作为富液收集罐使用的T-3103,经P-3101/A、B抽出升压后送往溶剂再生装置再生处理循环使用。3.2.4改造内容

1)新增干气脱硫塔T-3101A(Φ2000×19000×10)一座,塔内件采用Φ50阶梯环散堆填料,填料分三段,每段高度3.5米。

2)新增原料干气聚结器1台,G-3102。

3)新增净化干气聚结器1台,G-3103。

3.2.5装置物料平衡

装置物料平衡,表3-1:

3.2.6主要操作参数

干气脱硫塔塔顶温度℃ 40

干气脱硫塔顶压力MPa(G) 0.6

贫液入塔温度℃ 40

甲基二乙醇胺溶液浓度(m%) 25-30 3.2.7消耗定额

消耗定额,表3-2:

加氢裂化脱硫系统

1脱硫系统操作法 1.1工艺操作指标 1.1.1气柜气(T201)脱硫塔 塔顶温度℃40 塔顶压力MPa(G) 0. 7 1.1.2液化气脱硫抽提塔 塔顶温度℃40 塔顶压力MPa(G) 1.5 1.1.3干气(T101)脱硫塔 塔顶温度℃40 塔顶压力MPa(G) 0.7 1.1.4MDEA 分子式:C5H13NO2 分子量:119.16 沸点:247℃ 密度(20℃):1047.8kg/m3 粘度(20℃):101 cp 溶液浓度:~30 W% 1.2操作因素分析 1.2.1工艺原理 干气、气柜气在脱硫塔内与甲基二乙醇胺溶剂(MDEA)逆向接触,发生化学吸附反应。由于MDEA 对硫化氢具有较高的吸收率,同时又不易溶解原料气中的其它组分,所以能有效地从原料气中将硫化氢脱除,从而使干气、气柜气得到净化。 反应过程如下: C5H13O2N + H2S C5H13O2NH+ + HS- 这个反应是在瞬间内完成的,所以能达到迅速连续的脱硫效果。同时,较高的压力及较低的温度有利于反应向右进行。 1.2.2温度对脱硫的影响 MDEA的碱性随温度的变化而变化,即温度低,MDEA碱性强,脱硫性能好;温度高则有利于硫化物在富液中分解。因而,脱硫操作都是在低温下进行,而再生则在较高的温度下进行。 对吸收塔(T101、T201)来说,温度低一则MDEA碱性强,有利于化学吸收反应,二则会使贫液中的酸性气平衡分压降低,有利于气体吸收;但如果温度过低,可能会导致进料气的一部分烃类在吸收塔内冷凝,导致MDEA溶液发泡而影响吸收效果。 1.2.3压力对脱硫的影响 对吸收来说,如果压力高,使气相中酸气分压增大,吸收的推动力就增大,故高压有利于吸收。相反,如果吸收压力低,同样道理会使吸收推动力减少不利于吸收。实际操作中由于压力太高会使设备承受不了而造成安全阀跳,同时会导致部分烃类气体的冷凝,压力太低会降低吸收效率,故需要严格控制操作压力。 1.2.4胺循环量 在一定的温度、压力下,MDEA的化学脱硫,溶解度是一定的,循环量过小,满足不了脱硫的化学需要量,导致吸收效果降低,会出现净化气中的H2S量过大,质量不合格;而循环量过大,则塔负荷大,能耗高。 所谓溶剂的酸气负荷是指吸收塔底富液中酸性气体(H2S)摩尔数与溶液中胺的摩尔数之比。当

Agilent6820分析炼厂干气全组成操作要点

1、仪器型号:6820 仪器编号: 2、操作条件(见详细操作要点) 2.1 面板: H2:0.4MPa(上表) 流量:35ml/min N2:0.24MPa(下表)流量:20ml/min 空气:>0.35MPa 2.2 柱温:50±1℃;检测器:双TCD;温度:250℃;极性:前正后负;载气:H2(前检测器)、 N2(后检测器)。 3、简单操作步骤 3.1打开色谱仪电源开关,等待仪器自检完毕后液晶显示屏显示“开机正常”。 3.2 在仪器面板上按键“柱箱”“开”,即打开柱箱温度;接着按键“前检测器”“开”, “后检测器”,即打开检测器温度,仪器便开始升温。 3.3等待检测器的温度达到150℃以上时,打开热丝温度。按键“前检测器”,通过上下按钮键 将光标移到“热丝”处,接着按“开”;同样的操作方法打开后检测器的热丝温度。 3.4双击电脑桌面上的图标“Cerity QA-QC”,进入色谱工作站软件。 3.5注册样品:进样前需要先注册样品,单击“样品”“编辑”,输入样品名称,如“循环 氢”,在方法的下拉列表中选择分析方法,干气的方法选择“炼厂气”,重整气的方法选择“重整气(样品)”,然后在操作员列表中选择分析人员姓名。最后点击“注册样品”,等待色谱面板上的“预运行”灯亮后即可进样。 3.6接入球胆,按球胆至少1分钟,夹好球胆后(非负压进样),按色谱仪“开始”键。 3.7运行灯灭后,处理色谱峰图,计算结果。 3.8结果处理:点击“重新处理”,选中需要处理的样品,打开“调用新的分析方法”,单击“用 新设定重新处理”,再点击“结果”或者“报告”,确认是否有峰没有被识别,如果有峰没有被识别或者识别错误,单击“校准”“识别”,然后修改正确的校正时间。最后点击绿色箭头“重新处理”,在报告中查看结果。 注:如果积分中需要用到手动积分,需要先按手动积分按钮,如“划基线”等,然后再手动积分事件中选中“使用手动事件”,然后点击绿色箭头“重新处理”,而不需要保存。 3.9数据传输:打开色谱工作站电脑的D盘下的“files”,将传输到里面的文本文件重命名为 LIMS中的样品号。 3.10选择下一个样品处理,电脑会提示是否需要保存所做的修改,选择“否”。切记! 4、安全注意事项 4.1 进样口高温,小心烫伤。 4.2 本仪器使用氢气,分析前请试漏。

几种催化裂化烟气脱硫技术的比较

湿式气体洗涤系统对比关键指标(KPI) BELCO 贝尔格 CANSOLV 康世富 HAMON 哈曼 NORTON 诺顿关键设备 容器类吸收塔 低pH冷却器 分离器/吸收塔分离器胺吸收器 NaOH吸收器 再生器 (蒸汽气体塔) SO2脱除NaOH溶液 多层喷淋 第一填料部分使用胺 溶液NaOH溶液 外部文丘里洗涤 NaOH溶液 外部文丘里洗涤第二填料部分使用 NaOH溶液 粉尘颗粒物脱除 滤清模块中喷淋 (安装在吸收塔内部 的文丘里) 无外部文丘里洗涤外部文丘里洗涤 NOx脱除LoTOx无WGS+多种处理方案 NOx脱除反应试剂氧气/臭氧亚氯酸钠/ 次氯酸钠 SNCR:氨 CoNOx:氧气 催化添加剂 洗涤液循环泵有有有特殊设计/最好的质量 及可靠性 紧急情况下 液体排泄设施 需要需要不需要不需要净化处理需要需要需要需要 颗粒物脱除沉淀及过滤CANSOLV不提供沉淀及过滤沉淀及过滤 硫的脱除氧化为Na2SO4湿SO2被送至 硫磺车间 氧化为Na2SO4氧化为Na2SO4 热稳定性盐脱除不需要需要离子交换树脂不需要不需要 公用工程 补水新鲜水新鲜水及去离子水多种多种 碱新鲜碱新鲜碱新鲜碱新鲜碱或废碱氨试剂补充无每天需补充1%无无 Nox反应试剂氧气消耗量为O3加入 速率的10倍 无 亚氯酸钠/ 次氯酸钠 消耗量最低 能耗 SO2及颗粒物脱除能耗一般一般一般最低NOx脱除能耗高无Nox脱除技术一般最低蒸汽消耗无高无无

湿式气体洗涤系统对比关键指标(KPI) BELCO 贝尔格 CANSOLV 康世富 HAMON 哈曼 NORTON 诺顿关键性能因素 设备高可靠性√有引起FCC运行不稳定的风险√√√ 对系统进行定制化设计√最优化的能源消耗√公用工程消耗-补充水√√√√补充水选择高灵活性√碱消耗量最低√ 界区内设备安装成本最低√界区外设备安装成本最低√脱除效率√√√√占地面积最小√系统复杂√√ 运行简单√√曾经引起FCC装置停车√√ 净化处理系统√√√增加硫磺车间载荷√ 需安装的设备数量多√ 设备安装之后提供技术支持√√√√为FCC提供优化,检修等服务√FCC再生器烟气回路工程服务√燃烧设备工程服务(CO锅炉及 其他加热器)√在FCC污染物控制领域拥有最丰 富的从业经验√

炼厂干气制氢工艺流程介绍

干气制氢工艺流程 (一)造气单元 1、进料系统 来自装置外的焦化干气进入原料气缓冲罐,经原料气压缩机压缩至3.2MPa(G)后进入原料气脱硫部分。 2、脱硫部分 进入脱硫部分的原料气经原料气-中变气换热器或开工加热炉(开工时用)升温到230℃左右进入加氢反应器,在其中原料中的不饱和烃通过加氢转化为饱和烃类,床层温度升至380℃左右,此外通过加氢反应,原料中的有机硫转化为无机硫,然后进入氧化锌脱硫反应器脱除硫化氢和氯化氢。经过精制后的气体总硫含量小于0.5PPm,氯化氢含量小于1 PPm,进入转化部分。 3、转化部分 精制后的原料气按水碳比3.5与自产的3.5MPa水蒸汽混合,再经转化炉对流段予热至500℃,进入转化炉辐射段。在催化剂的作用下,发生复杂的水蒸汽转化反应。整个反应过程是吸热的,所需热量由分布在转化炉顶部的气体燃料烧嘴提供,出转化炉840℃高温转化气经转化气蒸汽发生器换热后,温度降至360℃,进入中温变换部分。 4、变换部分 来自转化气蒸汽发生器约360℃的转化气进入中温变换反应器,在催化剂的作用下发生变换反应,将变换气中CO含量降至3%左右。中变气经原料气-中变气换热器、中变气蒸汽发生器、中变气-脱氧水换热器、中变气-除盐水换热器进行热交换回收大部分余热后,再经中变气空冷器冷却至40℃,并经分水后进入中变气PSA单元。 5、热回收及产汽系统 来自装置外的脱盐水与来自酸性水气提塔的净化水混合并经中变气-除盐水换热器预热后进入除氧器。除氧水经锅炉给水泵升压后,再经中变气-脱氧水换热器预热后进入中压汽包。

锅炉水通过自然循环的方式分别经过转化炉对流段的产汽段及转化气蒸汽发生器产生中压蒸汽。所产生的中压蒸汽在转化炉对流段蒸汽过热段过热至440℃离开汽包。一部分蒸汽作为工艺蒸汽使用;另一部分进入全厂中压蒸汽管网。 (二)中变气PSA单元 来自造气单元压力约2.1MPa(G)、温度40℃中变气进入界区后,自塔底进入吸附塔中正处于吸附工况的塔(始终同时有两台),在其中多种吸附剂的依次选择吸附下,一次性除去氢以外的几乎所有杂质,获得纯度大于99.9 的产品氢气,经压力调节系统稳压后送出装置。 当吸附剂吸附饱和后,通过程控阀门切换至其它塔吸附,吸附饱和的塔则转入再生过程。在再生过程中,吸附塔首先经过连续四次均压降压过程尽量回收塔内死空间氢气,然后通过顺放步序将剩余的大部分氢气放入顺放气罐(用作以后冲洗步序的冲洗气源),再通过逆放和冲洗两个步序使被吸附杂质解吸出来。逆放解吸气进入解吸气缓冲罐,冲洗解吸气进入解吸气缓冲罐,然后经调节阀调节混合后稳定地送往造气单元的转化炉作为燃料气。

多因子旋流分离器用作干气脱硫单元干气旋流脱烃器和干气旋流分液罐技术方案

多因子旋流分离器用作干气脱硫单元干气旋流脱烃器和干气旋流分液罐技术方案 诺卫能源技术(北京)有限公司 石油炼化企业重蜡油裂解项目原料加氢装置中,需要将回收的干气,经胺塔进行脱硫。为了高效脱除胺塔进气干气和出塔干气携带的液滴液沫,有的工程公司和业主选用多因子旋流子母分离器作为气液旋流除沫分离装置。请大家结合自身装置情况,一起来讨论该情形下的气液分离器设计细节。 不仅在石油炼化企业需要采用MDEA胺塔对干气进行吸收脱硫处理,在精细化工也需要对工艺气采用胺塔对工艺气净化、煤化工企业采用低温甲醇洗吸收塔对合成气进行酸性气脱除净化处理、焦化企业焦炉气制LNG装置也需要采用胺塔对焦炉气净化,甚至煤制合成天然气企业还采取TEG吸收塔进行脱水脱酸性气处理。采用溶剂吸收塔对气体进行净化处理工艺,必须设置高效气液分离器对进出吸收塔的气流进行液滴液沫脱除。否则,进气会携带轻烃进入吸收塔并在塔内累计形成非极性轻烃层,阻碍极性溶剂对酸性气吸收,大幅降低吸收塔运行效率;出气会携带塔内极性溶剂进入下游管线和设备,不仅造成塔内溶剂消耗陡增,且会导致下游系统运行故障。 在不同的行业不同装置中,对进出吸收塔的气流进行气液分离的技术和设备有好几类。 在天然气处理行业,采用MDEA吸收塔和TEG吸收塔较多。对吸收塔进气采用的气液分离技术和设备,高端设备如卧式双筒式过滤聚结分离器,中端的有羽叶式高效气液分离器,低端的如丝网式分离罐和纯重力沉降式分离罐等。对吸收塔出

气采用的气液分离技术和设备,多采用羽叶式高效气液分离器,也有少数企业采用低端的丝网式分离罐和纯重力沉降式分离罐。 在煤化工行业和大化工行业,采用低温甲醇洗吸收塔和MDEA吸收塔较多。 对吸收塔进气和出气,多采用羽叶式高效气液分离器,也有少数企业采用低端丝网式分离罐和纯重力沉降式分离罐等。 在石化炼化行业,采用MDEA吸收塔和MEA吸收塔较多。对吸收塔进气和出气采用的气液分离技术和设备,以低端的丝网式分离罐和纯重力沉降式分离罐居多,近年来开始选用羽叶式高效气液分离器和多因子旋流分离器。 根据我方多年从事国际上各类动力学分离技术及其设备设计和运行经验看,给出如下建议: 1、卧式双筒式过滤聚结分离器无疑是最高端的设备,设备制造成本高,还需 要设置工艺备机和备品备件,运行维护成本极高。除却在高压超高压天然气长输项目和LNG行业中有选用外,其它行业和场合选用较少,主要原因是性价比不高。 2、羽叶分离器,近年来表现抢眼。从上世纪中叶第一代雪弗龙光板折流板, 发展至今第五代羽叶分离内件,在定量分离效率、高操作弹性、低运行压降、抗堵塞性能和极低的运行维护成本等方面有质的提升,成为具有很高性价综合竞争力的分离技术设备,在诸多行业优先选用。但需要指出,羽叶分离器,属于纯粹的动力学分离技术设备,需要专业的动力学分离技术公司通过其动力学分离精准计算设计平台进行系统准确设计,才能够真正发挥其高效定量分离的性能。没有经过动力学分离精准计算设计平台进行系统准确设计的羽叶分离器,不会体现出卓越的综合性能!

催化裂化装置脱硫脱硝环保措施及效果分析

催化裂化装置脱硫脱硝环保措施及效果分析 摘要现在社会空气污染问题相当严重,催化裂化装置在排放烟气过程当中会出现不可避免的粉尘浓度超标问题。为在真正意义上实现对上述现象的解决,我们需要从催化装置烟气脱硫设置应用方面着手,实现对合适烟气脱硝技术的选择。本文主要针对催化裂化装置脱硫脱硝环保措施以及结果进行进一步探究。主要是在选择适合本装置脱硝技术的基础,实现对预期效果的满足,这不仅可实现对空气污染问题的有效解决,同时也可将更为良好的生存环境提供给人们。 关键词催化裂化;烟气脱硫;烟气脱硝 这些年来气候恶劣问题日益严重,全球面对的主要环境问题集中在温室效应、酸雨以及臭氧层破坏几个方面,这会对人类长期发展目标的实现造成制约。很多因素对环境造成污染,天然气及石油和煤等燃料的大规模使用都会在一定程度上加剧環境污染的程度。从催化裂化装置脱硫脱硝环保措施着手可实现对上述问题的不断改善,这可充分说明催化裂化装置脱硫脱硝环保措施的重要性。 1 FP-DNSNOx催化裂化烟气多效净化剂 FP-DNSNOx催化裂化烟气多效净化剂由北京某公司生产,为独家产品,已经得到相关质量管理体系的认证。其活性组分为金属氧化物,在助燃以及降低NOx排放的功能过程中都起着较为重要的作用。 1.1 技术原理NOx FP-DNSNOx催化裂化烟气多效净化剂有大量的金属氧化物存在,这也是其活性组分,金属氧化物在高温水热环境以及两器中会发生不可避免的还原反应。反应的主要对象为NOx,这是导致N2出现的主要原因。对烟气中NOx含量的降低有积极作用。 1.2 实施过程NOx 我们主要分为两个阶段对FP-DNSNOx催化裂化烟气多效净化剂进行加入,第一阶段速度较快,进而保障其在最短的时间内实现在自身作用与价值的发挥。第二阶段的加入较为平稳,在衡量其是否进入平稳阶段时,可借助助剂在系统总藏量中所占据的比例。快速阶段的助剂加入次数为每天三次,60kg,平稳阶段加入次数依旧为每天三次,但是每次加入次数有所改变,为10kg。催化剂小型加料器是FP-DNSNOx催化裂化烟气多效净化剂过程当中所借助的主要工具,然后在再生器密相床上进行直接补充。 1.3 烟气多效净化剂实施效果 烟气多效净化剂实施效果可通过以下数据进行直观体现。NOx在烟气多效

催化裂化的装置简介及工艺流程样本

催化裂化装置简介及工艺流程 概述 催化裂化技术发展密切依赖于催化剂发展。有了微球催化剂,才浮现了流化床催化裂化装置;分子筛催化剂浮现,才发展了提高管催化裂化。选用适当催化剂对于催化裂化过程产品产率、产品质量以及经济效益具备重大影响。 催化裂化装置普通由三大某些构成,即反映/再生系统、分馏系统和吸取稳定系统。其中反映––再生系统是全装置核心,现以高低并列式提高管催化裂化为例,对几大系统分述如下: (一)反映––再生系统 新鲜原料(减压馏分油)通过一系列换热后与回炼油混合,进入加热炉预热到370℃左右,由原料油喷嘴以雾化状态喷入提高管反映器下部,油浆不经加热直接进入提高管,与来自再生器高温(约650℃~700℃)催化剂接触并及时汽化,油气与雾化蒸汽及预提高蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒~8米/秒高线速通过提高管,经迅速分离器分离后,大某些催化剂被分出落入沉降器下部,油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭待生催化剂由沉降器进入其下面汽提段,用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器,与来自再生器底部空气(由主风机提供)接触形成流化床层,进行再生反映,同步放出大量燃烧热,以维持再生器足够高床层温度(密相段温度约650℃~680℃)。再生器维持0.15MPa~0.25MPa(表)顶部压力,床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒。再生后催化剂经淹流管,再生斜管及再生单动滑阀返回提高管反映器循环使用。 烧焦产生再生烟气,经再生器稀相段进入旋风分离器,经两级旋风分离器分出携带大某些催化剂,烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱。再生烟气温度很高并且具有约5%~10%CO,为了运用其热量,不少装置设有CO锅炉,运用再生烟气产

催化裂化装置的主要设备

催化裂化装置的主要设备 百克网:2008-5-30 14:50:14 文章来源:本站 催化裂化装置设备较多,本节只介绍几个主要设备。 一、提升管反应器及沉降器 (一)提升管反应嚣 提升管反应器是进行催化裂化化学反应的场所,是本装置的关键设备。随装置类型不同 提升管反应器类型不同,常见的提升管反应器类型有两种: (1)直管式:多用于高低并列式提升管催化裂化装置。 (2)折叠式:多用于同轴式和由床层反应器改为提升管的装置。 图5—8是直管式提升管反应器及沉降器示意图 提升管反应器是一根长径比很大的管子,长度一般为30~36米,直径根据装置处理量决 定,通常以油气在提升管内的平均停留时间1~4秒为限确定提升管内径。由于提升管内自下而上油气线速不断增大,为了不使提升管上部气速过高,提升管可作成上下异径形式。 在提升管的侧面开有上下两个(组)进料口,其作用是根据生产要求使新鲜原料、回炼 油和回炼油浆从不同位置进入提升管,进行选择性裂化。

进料口以下的一段称预提升段(见图5—9),其作用是:由提升管底部吹入水蒸气(称预 提升蒸汽),使由再生斜管来的再生催化剂加速,以保证催化剂与原料油相遇时均匀接触。 这种作用叫预提升。 为使油气在离开提升管后立即终止反应, 提升管出口均设有快速分离装置,其作用是使 油气与大部分催化剂迅速分开。快速分离器的 类型很多,常用的有:伞帽型,倒L型、T型、 粗旋风分离器、弹射快速分离器和垂直齿缝式 快速分离器(分州如图5—10中a、b、c、d、e、f所示)。 为进行参数测量和取样,沿提升管高度还 装有热电偶管、测压管、采样口等。除此之外,提升管反应器的设计还要考虑耐热,耐磨 以及热膨胀等问题。 (二)沉降器 沉降器是用碳钢焊制成的圆筒形设备,上段为沉降段,下段是汽提段。沉降段内装有数 组旋风分离器,顶部是集气室并开有油气出口。沉降器的作用是使来自提升管的油气和催化剂分离,油气经旋风分离器分出所夹带的催 化荆后经集气室去分馏系统;由提升管快速分 离器出来的催化剂靠重力在沉降器中向下沉 降,落入汽提段。汽提段内设有数层人字挡板 和蒸汽吹入口,其作用是将催化剂夹带的油气用过热水蒸气吹出(汽提),并返回沉降段,以便减少油气损失和减小再生器的负荷。 沉降器多采用直筒形,直径大小根据气体(油气、水蒸气)流率及线速度决定,沉降段线速一般不超过0.5~0.6米/秒。沉降段高度由旋风分离器科腿压力平衡所需料腿长度和所 需沉降高度确定,通常为9~12米。 汽提段的尺寸一般由催化剂循环量以及催化剂在汽提段的停留时间决定,停留时间一般 是1.5~3分钟。 二、再生器

几种催化裂化烟气脱硫技术

几种催化裂化烟气脱硫技术 一、主要技术简介 目前催化裂化烟气污染物排放控制技术可分别为干法、湿法两大类,进一步又可分为采添加脱SOx、NOx助剂,催化原料预处理技术,增设烟气脱SOx、脱NOx设施三类。国外工业运行的催化裂化烟气脱SOx技术以湿法为主,吸收剂(洗涤液)有钠碱、氢氧化镁Mg(OH)2和海水等。湿法洗涤脱SOx设施一般由吸收(洗涤)单元和废液净化处理单元组成,前者是烟气脱硫技术的核心。应用较多的有诺顿公司的VSS技术,DuPont BELCO公司的EDV和LABSORBTM 技术、Hamon公司的WGS技术、Shell公司的CANSOLV技术等。 1.1 ExxonMobil公司WGS技术 1974年,当时在Exxon公司工作的John Cunic先生(先就职于美国诺顿公司)开发了第一套FCCU烟气洗涤技术,将喷射式文丘里管JEV应用到催化裂化烟气脱硫装置上。也就是现在由Hamon公司出售的WGS技术(ExxonMobil 授权Hamon工程公司进行WGS技术的出售及设计工作)。 优点:采用JEV(喷射式文丘里管)时压降低。 缺点:采用HEV(高性能文丘里管)时压降高。 1.2 DuPont BELCO公司的EDV技术 该技术于1994年完成第一套商业应用。EDV由急冷喷嘴、多层吸收喷嘴及滤清模块(滤清模块有多个文丘里组成)水珠分离器组成。上世纪90年代,诺顿公司主要给ExxonMobil公司升级维护WGS系统,ExxonMobil公司又不允许将其WGS洗涤技术推广到其他石化企业,造成90年代到2000年,DuPont BELCO 公司销售了多套EDV系统。 优点:业绩较多 缺点:系统在添加滤清模块的情况下压降会升高,可达4-7Kpa 1.3 CANSOLV公司的CANSOLV技术 CANSOLV公司1997年成立于加拿大,CANSOLV再生脱硫2002年开始第一套工业化商业运行。CANSOLV再生胺法脱硫系统有两部分组成洗涤-吸收和再生-净化,在炼油厂成功业绩全世界只有1套,它主要由以下几点

炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工艺流程

编订:__________________ 单位:__________________ 时间:__________________ 炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工 艺流程 Standardize The Management Mechanism To Make The Personnel In The Organization Operate According To The Established Standards And Reach The Expected Level. Word格式 / 完整 / 可编辑

文件编号:KG-AO-8978-61 炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工艺流程 使用备注:本文档可用在日常工作场景,通过对管理机制、管理原则、管理方法以及管理机构进行设置固定的规范,从而使得组织内人员按照既定标准、规范的要求进行操作,使日常工作或活动达到预期的水平。下载后就可自由编辑。 一、装置简介 (一)装置发展及其类型 1.装置发展 催化裂化工艺产生于20世纪40年代,是炼油厂提高原油加工深度的一种重油轻质化的工艺。 20世纪50年代初由ESSO公司(美国)推出了Ⅳ型流出催化装置,使用微球催化剂(平均粒径为60—70tan),从而使催化裂化工艺得到极大发展。 1958年我国第一套移动床催化裂化装置在兰州炼油厂投产。1965年我国自己设计制造施工的Ⅳ型催化装置在抚顺石油二厂投产。经过近40年的发展,催化裂化已成为炼油厂最重要的加工装置。截止1999年底,我国催化裂化加工能力达8809。5×104t/a,占

一次原油加工能力的33.5%,是加工比例最高的一种装置,装置规模由(34—60)×104t/a发展到国内最大300×104t/a,国外为675×104t/a。 随着催化剂和催化裂化工艺的发展,其加工原料由重质化、劣质化发展至目前全减压渣油催化裂化。根据目的产品的不同,有追求最大气体收率的催化裂解装置(DCC),有追求最大液化气收率的最大量高辛烷值汽油的MGG工艺等,为了适应以上的发展,相应推出了二段再生、富氧再生等工艺,从而使催化裂化装置向着工艺技术先进、经济效益更好的方向发展。 2.装置的主要类型 催化裂化装置的核心部分为反应—再生单元。反应部分有床层反应和提升管反应两种,随着催化剂的发展,目前提升管反应已取代了床层反应。 再生部分可分为完全再生和不完全再生,一段再生和二段再生(完全再生即指再生烟气中CO含量为10—6级)。从反应与再生设备的平面布置来讲又可分为高低并列式和同轴式,典型的反应—再生单元见图

催化裂化装置生产方法及基本原理

催化裂化装置生产方法及基本原理 第一节主要控制方案 一、主要控制方案 1. 重油提升管(R22101A)出口温度(TRCA22101A)是通过重油再生滑阀(TV22101A)调节催化剂循环量来控制的,接力管滑阀控制重油提升管起始温度;芳烃提升管(R22101B)出口温度是通过芳烃再生滑阀(TRCA22101B)调节催化剂循环量来控制的,循环立管滑阀调节轻燃油提升管起始温度。 2. 反应沉降器(R22101)的藏量(WRCA22101)是通过调节待生塞阀的开度来控制的。 3.再生器温度(TRCA22102/1)通过串级调节外取热器的提升风的风量(FRCA22109)来调节。 4. 反应沉降器压力正常由气压机C22301转速调节;气压机停运或压力高时可通过压缩机入口大小放火炬阀的开度大小控制。 5. 再生压力是通过分程调节烟机入口蝶阀(PV22101C)和烟机旁路双动滑阀(PV22101A、PV22101B)、来控制的。 6. 分馏塔(T22201A、B)液位和温度选择器切换控制塔底循环泵上返塔流量调节阀来达到控制液位和温度的目的。 7. 重油分馏塔顶油气分离器(V22203A)的液位与粗轻燃油去吸收塔流量阀(FV22218)实行串级调节,保持粗轻燃

油进提升管反应器流量的稳定;芳烃分馏塔顶油气分离器(V22203B)的液位与粗轻燃油去吸收塔流量阀(FV22221)实行串级调节。 8. 气压机出口油气分离器(V22302)的液位与脱吸塔(T22302)进料量实行串级调节。 9. 稳定塔(T22304)塔顶压力实行热旁路与卡脖子相结合的方法进行调节。 10. 余热锅炉实行三冲量调节。 第二节质量控制 一、轻燃油质量的控制 (一). 轻燃油的质量标准 轻燃油规格见表6-1。 表 6-1 轻燃油规格 分析项目单 位 GB17930-2006 试验方法 93号 研究法辛烷值(RONC)--- ≥93 GB/T5487 馏程10%温度 ℃ ≤70 GB/T6536 50%温度≤120 90%温度≤190 终馏点≤205 残留量%(v/v)≤2 GB/T6536

脱硫制酸装置201520

第六章脱硫制酸装置 编制:审核:批准:技术规程编码: 修改码: 日期: 焦化单元脱硫装置工艺概要

审核:批准:技术规程修改码: 日期: 焦化单元脱硫装置工艺概要 1.工艺概要 1.1脱硫再生工序 来自轻油吸收装置的煤气进入两台并联的脱硫塔,煤气经脱硫塔下部捕雾网出去少量洗油后,自下而上和脱硫贫液(碳酸钾溶液)逆流接触,煤气中的H2S、HCN等酸性气体被吸收。主要反应如下: K2CO3+H2S→KHCO3+KHS K2CO3+HCN→KCN+KHCO3 K2CO3+CO2+H2O→2KHCO3 同时,在脱硫塔上段加入浓度5%NaOH碱液循环洗涤,进一步控制煤气中的H2S,使煤气中的H2S含量≤0.1g/m3;循环碱液中的一部分连续送至蒸氨单元,用以分解固定铵。脱硫后的煤气一部分送回焦炉和管式炉加热使用,其余送往界外用户。 吸收了酸性气体的脱硫富液自流入富液槽,富液用富液泵抽出和再生塔塔底出来的热贫液换热后,进入两台并联的再生塔再生。在再生塔内,富液和再生塔底上升的水蒸汽逆流接触,在真空状态下使H2S、HCN等酸性成分从富液解吸出来。主要反应如下: KHS+KHCO3→K2CO3+H2S KCN+KHCO3→K2CO3+HCN 2KHCO3→K2CO3+CO2+H2O 解吸后的贫液用贫液泵从再生塔底抽出,送经贫富液换热器换热和贫液冷却器冷却后去脱硫塔循环使用。一部分脱硫贫液用脱硫液循环泵从再生塔底抽出送往煤气初冷器上部余热回收段,和煤气进行换热。换热后脱硫液自流至脱硫液循环槽,再由脱硫液给料泵抽出,送回再生塔底,通过再生塔底部的闪蒸单元,产生蒸汽,作为再生塔富液再生的热源。另外使用0.7MPa蒸汽作为辅助热源,确保再生塔操作稳定。 再生塔顶出来的酸性气体经冷凝冷却器、分离器除水后,用真空泵将酸性气体送至制酸装置。酸气冷却器后的酸汽温度应维持在33℃,避免HCN因温度过低而冷凝,在真空冷凝液中累积。 系统中因副反应而生成的少量KCNS和K4Fe(CN)6盐类溶液送至酚氰废水处理装置的脱硫废液处理装置。经处理后的废液送入槽区的氨水贮槽,和剩余氨水一并送蒸氨单元进行二级处理。

炼厂干气利用的现状

炼厂干气利用的现状 发布时间(2007-5-30 10:00:27)炼厂干气利用的现状 炼厂干气主要来自于原油的二次加工,如催化裂化、热裂化、延迟焦化等,其中催化裂化的干气量最大,产率最高。目前,我国有催化裂化装置100多套。干气产量212万t/a,到本世纪末,干气产量将达到452万t/a~634万t/a。干气中含有氢气、甲烷、乙烷、乙烯等组份,其中乙烯含量占质量的12%。国内炼厂催化裂化干气基本用作工业燃料气、民用燃料气,其余的则放火炬烧掉,造成严重的资源浪费。随着我国炼油工业原油深度加工的迅速发展,副产的催化裂化干气也在大量增加。炼厂干气是石油化工的一种重要资源,如何充分利用这部分宝贵的化工原料,开发新的综合利用工艺,提高炼油厂的综合效益,已引起人们的普遍关注。另外由于环境保护的要求,绝大多数的炼油厂已有简单的脱硫处理装置,每克干气中硫含量一般在200μg以下,这为干气的进一步加工利用创造了有利的条件。 2. 国内外催化裂化干气回收利用技术 80年代,国外炼厂部分或全部采用炼厂气为原料的乙烯生产能力约为330万t/a,占世界乙烯总能力的6.4%。但只有三个厂是完全以炼厂气为原料生产乙烯的,即阿尔科化学公司的威明厂(4.5万t/a)、考尔斯登公司的格罗伟斯厂(0.9万t/a)、联合碳化物公司的托兰斯厂(7.5万t/a),其余大部分是用炼厂气作为乙烯的一种补充原料。 2.1干气中乙烯回收技术 国外十分重视回收炼厂干气中乙烯的技术开发,除深冷分离法外,近十年来又研制成功双金属盐络合吸收法、溶剂抽提法、膨胀机法、吸附法等项技术。国内从气体中提浓乙烯的方法有四种,其中深冷分离法和中冷油吸收法在工业中常被采用,络合吸收法和吸附法尚处在实验阶段。国内目前炼厂干气中较成熟的乙烯提浓技术有中冷油吸收和深冷分离工艺,但尚无工业化装置。 2.1.1 深冷分离工艺 早在20世纪50年代,人们就开发出了深冷分离工艺。这是一种低温分离工艺,利用原料中各组分相对挥发度的差异,通过气体透平膨胀制冷,在低温下将干气中各组分按工艺要求冷凝下来,然后用精馏法将其中的各类烃依其蒸发温度的不同逐一加以分离。该工艺是美国Mobil公司和AirProducts公司共同开发的,并已在1987年投入工业化生产。采用该工艺,乙烯收率可达90%~98%,乙烷收率99%,重烃收率100%,投资可降低25%以上。 近年来出现的深冷分凝器工艺(cryogenicdephlegmatorprocess)适于回收炼厂干气中的烯烃。采用这种将热传导与蒸馏结合起来的高效分离技术,提高了深冷分离的效果,可使FCC(fluidcatalyticcracking)干气中的烃类回收率达到96%~98%,比常规的深冷分离技术节能15%~25%,经济效益显著。利用深冷分离法分离干气,原料中低沸点组分的浓度直接影响产品的纯度,但对回收率影响不大。 ARS技术是美国石伟工程公司(SWTC)开发的先进的回收技术,主要用于从FCCT和DCC 干气中提纯乙烯,还可用于分离含有乙烯、丙烯和丁烯的气体,所得乙烯、丙烯均可达到聚合级。它主要是应用膨胀制冷过程,产生足够冷量,在特殊结构的局部冷凝分馏器中进行冷量的间接传递,以形成局部冷凝,以及在分馏器的底部特殊通道中送进工艺蒸气与冷液逆向流动,以形成烯烃分离条件。其流程特点是:(1)以最小的消耗,得到最大量的烯烃;(2)操作灵活,对进料要求不太严格;(3)分离较重馏份更有其独特之处。该工艺

催化裂化装置工艺流程及设备简图

催化裂化装置工艺流程及设备简图 “催化裂化”装置简单工艺流程 “催化裂化”装置由原料预热、反应、再生、产品分馏等三部分组成~其工艺流程见下图~主要设备有:反应器、再生器、分馏塔等。 1、反应器,又称沉降器,的总进料由新鲜原料和回炼油两部分组成~新鲜原料先经换热器换热~再与回炼油一起分为两路进入加热炉加热~然后进入反应器底部原料集合管~分六个喷嘴喷入反映器提升管~并用蒸汽雾化~在提升管中与560,600?的再生催化剂相遇~立即汽化~约有25,30%的原料在此进行反应。汽油和蒸汽携带着催化剂进入反应器。通过反应器~分布板到达密相段~反应器直径变大~流速降低~最后带着3,4?/?的催化剂进入旋风分离器,使其99%以上的催化剂分离,经料腿返回床层,油汽经集气室出沉降器,进入分馏塔。 2、油气进入分馏塔是处于过热状态,同时仍带有一些催 化剂粉末,为了回收热量,并洗去油汽中的催化剂,分馏塔入口上部设有挡板,用泵将塔底油浆抽出经换热及冷却到 0200,300C,通过三通阀,自上层挡板打回分馏塔。挡板以上为分馏段,将反应 物根据生产要求分出气体、汽油、轻柴油、重柴油及渣油。气体及汽油再进行稳定吸收,重柴油可作为产品,也可回炼,渣油从分馏塔底直接抽出。

3、反应生焦后的待生催化剂沿密相段四壁向下流入汽提段。此处用过热蒸汽提出催化剂,颗粒间及表面吸附着的可汽提烃类,沿再生管道通过单动滑阀到再生器提升管,最后随增压风进入再生器。在再生器下部的辅助燃烧室吹入烧焦用的空气,以保证床层处于流化状态。再生过程中,生成的烟通过汽密相段进入稀相段。再生催化剂不断从再生器进入溢流管,沿再生管经另一单动滑阀到沉降器提升管与原料油汽汇合。 4、由分馏塔顶油气分离出来的富气,经气压机增压,冷却后用凝缩油泵打入吸收脱吸塔,用汽油进行吸收,塔顶的贫气进入二级吸收塔用轻柴油再次吸收,二级吸收塔顶干气到管网,塔底吸收油压回分馏塔。 5、吸收脱吸塔底的油用稳定进料泵压入稳定塔,塔顶液态烃一部分作吸收剂,另一部分作稳定汽油产品。 设备简图 反应器、再生器和分馏塔高、重、大。具体如:分馏塔高41.856m,再生器塔高31m,反应器安装后塔顶标高达57m。再生器总重为390t,反应器总重为177t,分馏塔总重为175t。 3再生器最大直径9.6m,体积为2518m。 1(两器一塔的主要外型尺寸及参数 再生器的外型尺寸参数见下图。

催化裂化装置的主要设备催化裂化装置的主要设备

催化裂化装置的主要设备 催化裂化装置的主要设备 百克网:2008-5-30 14:50:14 文章来源:本站 催化裂化装置设备较多,本节只介绍几个主要设备。 一、提升管反应器及沉降器 (一)提升管反应嚣 提升管反应器是进行催化裂化化学反应的场所,是本装置的关键设备。随装置类型不同提升管反应器类型不同,常见的提升管反应器类型有两种: (1)直管式:多用于高低并列式提升管催化裂化装置。 (2)折叠式:多用于同轴式和由床层反应器改为提升管的装置。 图5—8是直管式提升管反应器及沉降器示意图 提升管反应器是一根长径比很大的管子,长度一般为30~36米,直径根据装置处理量决定,通常以油气在提升管内的平均停留时间1~4秒为限确定提升管内径。由于提升管内自下而上油气线速不断增大,为了不使提升管上部气速过高,提升管可作成上下异径形式。 在提升管的侧面开有上下两个(组)进料口,其作用是根据生产要求使新鲜原料、回炼油和回炼油浆从不同位置进入提升管,进行选择性裂化。

进料口以下的一段称预提升段(见图5—9),其作用是:由提升管底部吹入水蒸气(称预提升蒸汽),使由再生斜管来的再生催化剂加速,以保证催化剂与原料油相遇时均匀接触。这种作用叫预提升。 为使油气在离开提升管后立即终止反应,提升管出口均设有快速分离装置,其作用是使油气与大部分催化剂迅速分开。快速分离器的类型很多,常用的有:伞帽型,倒L型、T型、粗旋风分离器、弹射快速分离器和垂直齿缝式快速分离器(分州如图5—10中a、b、c、d、e、f所示)。 为进行参数测量和取样,沿提升管高度还装有热电偶管、测压管、采样口等。除此之外,提升管反应器的设计还要考虑耐热,耐磨以及热膨胀等问题。 (二)沉降器 沉降器是用碳钢焊制成的圆筒形设备,上段为沉降段,下段是汽提段。沉降段内装有数组旋风分离器,顶部是集气室并开有油气出口。沉降器的作用是使来自提升管的油气和催化剂分离,油气经旋风分离器分出所夹带的催化荆后经集气室去分馏系统;由提升管快速分离器出来的催化剂靠重力在沉降器中向下沉降,落入汽提段。汽提段内设有数层人字挡板和蒸汽吹入口,其作用是将催化剂夹带的油气用过热水蒸气吹出(汽提),并返回沉降段,以便减少油气损失和减小再生器的负荷。 沉降器多采用直筒形,直径大小根据气体(油气、水蒸气)流率及线速度决定,沉降段线速一般不超过0.5~0.6米/秒。沉降段高度由旋风分离器科腿压力平衡所需料腿长度和所需沉降高度确定,通常为9~12米。汽提段的尺寸一般由催化剂循环量以及催化剂在汽提段的停留时间决定,停留时间一般是1.5~3分钟。 二、再生器

炼厂干气作为制氢原料的技术探讨与工业应用

炼厂干气作为制氢原料的技术探讨 与工业应用 彭成华(北京海顺德钛催化剂有限公司北京100176) 摘要:对炼厂干气作为制氢装置原料的可行性进行了分析,针对焦化干气和催化干气作为制氢原料中存在有机硫和烯烃等问题提出了不同加氢处理工艺以及与此相配套的低温性能良好的加氢催化剂。工业运转数据表明,北京海顺德钛催化剂有限公司研发的新一代加氢催化剂T205A-1/T205,具有初活性温度低、烯烃饱和性能好、抗结炭性能好等优点,可以很好的处理焦化干气和/或催化干气,使之满足水蒸气转化催化剂对原料的要求。 关键词:制氢原料炼厂干气加氢精制工业应用 1.前言 随着世界石油资源重质化、劣质化趋势的加剧以及各项环保法规的日益严格,加氢技术在原油二次加工过程中的应用日益广泛,相应的氢气需求也迅速增加。而在加氢装置的加工成本中,氢气成本约占50%,因此降低加氢成本,提供更多廉价的氢气已经成为发展加氢技术,提高炼油企业综合经济效益的关键。 目前,蒸汽转化制氢工艺由于其技术可靠、流程简单、投资低廉、操作简便,而在制氢装置中占主导地位。对此工艺来讲,原料消耗在制氢成本中占有很大比例,因此如何选用合适的原料以降低氢气生产成本,成了制氢装置首要考虑的问题。 本文探讨了炼油企业中常常作为燃料用的低廉的炼厂干气作为制氢原料的可行性,并列举了相应的工业运转实例。 2.炼厂干气作为制氢原料的技术探讨 2.1炼厂干气性质比较与分析 炼厂干气是指原油加工过程中副产的各种尾气,包括催化裂化干气、焦化干气、催化重整气、热裂解气、高压加氢裂化尾气等。各种炼厂干气的组成变化较大,表1列出了炼厂干气的典型性质。 从表1数据可以看出,加氢裂化干气、加氢精制干气和重整干气基本不含有机硫和烯烃,经过湿法脱硫后硫化氢的含量一般也小于20μg·g-1,是制氢的良好原料。焦化干气和催化裂化干气中烯烃和有机硫的含量较高,必须经过加氢处理,降低烯烃和硫含量,才能作为制氢装置的原料。 焦化气体是原油经减压蒸馏后的渣油经常压高温热裂化、聚合、焦化反应的气体产物,所以烯烃和有机硫的含量较高。以往,焦化装置排出的富气经压缩机升压后用柴油吸收,回收其中C5以上的轻汽油组分,未被冷凝吸收下来的组分称为焦化干气。焦化干气中含有一定的烯烃,必须经过加氢处理,使烯烃含量降到1v%以下才能满足转化催化剂的要求;其次焦化干气中有机硫含量较高,硫的形态比较复杂,因此必须采取能彻底脱除有机硫的脱硫技术,以满足转化催化剂对总硫含量小于0.5μg·g-1的要求。 催化裂化干气是炼厂的主要副产气体,由于催化裂化是在催化剂作用下的裂解反应,与焦化干气相比,它的烯烃含量更高(一般在10~15v%),还会含有一些氧气,这些都是作为制氢原料所不希望存在的。如果原料气中的氧含量较高,会对加氢催化剂带来不利影响,也大量消耗其中的氢气,通常要控制原料气中O2≯2v%。 焦化干气和催化干气作为廉价的制氢原料,已越来越受到重视,国内制氢装置利用炼厂焦化干气和/或催化干气做制氢原料,已成功推出了全焦化和/或催化干气制氢工艺。 由此可见,炼厂干气包括焦化干气、催化裂化干气、加氢干气和重整干气等气源,将逐渐成为制氢装置的主要原料来源之一。 表1 炼厂干气的典型性质

催化裂化烟气脱硫工艺及污水处理方案

烟气脱硫污水处理方案 目前国催化裂化装置湿法烟气脱硫工艺有美国BELCO?公司的EDV工艺、德国GEA-Bischoff公司的EP-Absorber工艺、美国诺顿(NORTON)公司的文丘里洗涤脱硫工艺(VSS),所有烟气脱硫装置运行过程中排放的脱硫后废水为COD高的含盐污水,主要污染物为硫酸钠、亚硫酸钠溶液及固体颗粒物,成熟的烟气脱硫工艺都有配套的污水处理单元(PTU)来处理脱硫废水,经处理后的脱硫废水直接进入外排污水管网。 现总结几个公司烟气脱硫主要工艺和污水处理工艺。 德国GEA-Bischoff公司的EP-Absorber工艺——昌邑石化烟气脱硫介绍:

昌邑石化烟气脱硫除尘工艺流程图 外部氧化喷射系统图 昌邑石化烟气脱硫除尘单元采用德国GEA-Bischoff 公司 EP-Absorber 脱硫除尘一体化技术对烟气中的二氧化硫和粉尘处理,由二氧化硫吸收系统、静电除尘系统和烟囱三部分组成。废水处理单元采用德国 GEA Bischoff 公司专用的排液处理技术(PTU)处理脱硫除尘废水,主要有澄清器、汽提塔、砂滤几部分组成。 为使排出废液COD 更低,从吸收器底部池中抽取液体至外部氧吸收器

化系统氧化,再回流至吸收器池中。外部氧化系统由空气喷射器和高压泵等组成,液体被高压泵输送至动力喷嘴,通过喷嘴喷射后,体变成液滴,随后与喷射空气充分混合,使溶解在循环液中的亚硫酸盐与空气发生氧化反应。在空气喷射器之后,含有非常细微分散气泡的循环液回流至吸收器池内,在这些气泡上升至池面的过程中,残余的氧进一步与循环液发生氧化反应。 经PTU单元后外排废水排放指标 脱硫除尘进入PTU单元处理,悬浮的颗粒催化剂经压滤成饼作为固体排放物进行处理,清液经处理后外排至市政污水管网。 固体废物排放主要为脱硫除尘塔外排废液经脱水后产生的泥渣以及脱硝产生的废催化剂。脱硫废渣产生量1693t/a,主要成分为硫酸钠、亚硫酸钠、亚硫酸氢钠,经过滤后,进行无害化填埋。废催化剂属于危险固体废物,送至具有危险固体废物回收资质的单位进行回收。

催化裂化装置工艺流程

催化裂化装置工艺流程 催化裂化技术的发展密切依赖于催化剂的发展。有了微球催化剂,才出现了流化床催化裂化装置;分子筛催化剂的出现,才发展了提升管催化裂化。选用适宜的催化剂对于催化裂化过程的产品产率、产品质量以及经济效益具有重大影响。 催化裂化装置通常由三大部分组成,即反应?再生系统、分馏系统和吸收稳定系统。其中反应––再生系统是全装置的核心,现以高低并列式提升管催化裂化为例,对几大系统分述如下: 一反应––再生系统 新鲜原料(减压馏分油)经过一系列换热后与回炼油混合,进入加热炉预热到370?左右,由原料油喷嘴以雾化状态喷入提升管反应器下部,油浆不经加热直接进入提升管,与来自再生器的高温(约650?~700?)催化剂接触并立即汽化,油气与雾化蒸汽及预提升蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒~8米/秒的高线速通过提升管,经快速分离器分离后,大部分催化剂被分出落入沉降器下部,油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带的催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭的待生催化剂由沉降器进入其下面的汽提段,用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上的少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器,与来自再生器底部的空气(由主风机提供)接触形成流化床层,进行再生反应,同时放出大量燃烧热,以维持再生器足够高的床层温度(密相段温度约650?~68 0?)。再生器维持0.15MPa~0.25MPa (表)的顶部压力,床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒。再生后的催化剂经淹流管,再生斜管及再生单动滑阀返回提升管反应器循环使用。 烧焦产生的再生烟气,经再生器稀相段进入旋风分离器,经两级旋风分离器分出携带的大部分催化剂,烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱。再生烟气温度很高而且含有约5%~10% CO,为了利用其热量,不少装置设有CO 锅炉,利用再生烟气产生水蒸汽。对于操作压力较高的装置,常设有烟气能量回收系统,利用再生烟气的热能和压力作功,驱动主风机以节约电能。 二分馏系统

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