【文章內(nèi)容簡介】 離器進行氣、液相分離。分離出的粗汽油一部分送入吸收塔作吸收劑，另一部分送至分餾塔頂作為冷回流；富氣進入氣壓機；含硫污水送至氣壓機出口管道作為富氣洗滌水。重石腦油自分餾塔第 8 層塔盤抽出后，先同熱水換熱，然后同原料油換熱，后分為兩路，一路匯合富吸收油返回分餾塔第 6 層。一路作為貧吸收油經(jīng)貧吸收油泵加壓，同富吸收油換熱，然后冷卻至 40℃進入再吸收塔作為吸收劑。富吸收油同貧吸收油換熱后，混合重石腦油返回分餾塔。輕柴油自分餾塔自流至輕柴油汽提塔，汽提后的輕柴油先后與原料油、熱水換熱后，再經(jīng)水冷冷卻至 60℃作為產(chǎn)品送至裝置外。分餾中段油自分餾塔第 22 層塔盤抽出，作穩(wěn)定塔底重沸器熱源后發(fā)生低壓蒸汽，然后返回分餾塔第 20 層塔盤?；責捰妥苑逐s塔自流入回煉油罐，經(jīng)泵升壓后分為兩路，一路混合原料油進入提升管反應器；另一路返回分餾塔。油漿自分餾塔底部抽出后分為兩路，一路與原料油換熱后返回分餾塔。另一路發(fā)生中壓蒸汽后再分成兩路，一路作為循環(huán)油漿返回分餾塔，一路作為產(chǎn)品油漿，同原料油換熱，再冷卻至 90℃送出裝置。（三）吸收、穩(wěn)定部分從分餾塔頂油氣分離器分離出的富氣經(jīng)氣壓機入口油氣分離器進入氣壓機進行壓縮，氣壓機出口富氣與富氣洗滌水混合后，由干空冷冷卻至55℃，再混合吸收塔底油、解吸塔頂油氣，經(jīng)濕空冷冷卻至 40℃，進入氣壓機出口油氣分離器，分離后的氣體進入吸收塔進行吸收，吸收過程放出重油催化裂化裝置多產(chǎn)丙烯改造可行性研究報告的熱量由一個中段回流取走。從吸收塔頂出來的貧氣進入再吸收塔底部進行再吸收，吸收劑為重石腦油，從再吸收塔頂出來的干氣去產(chǎn)品精制裝置。氣壓機出口油氣分離器出來的凝縮油分直接進入解吸塔頂部進行解吸。解吸塔由解吸塔底重沸器提供熱量，解吸塔底重沸器采用 低壓過熱蒸汽作熱源。經(jīng)解吸塔底部出來的脫乙烷汽油經(jīng)與穩(wěn)定汽油換熱后進入穩(wěn)定塔中部。穩(wěn)定塔由穩(wěn)定塔底重沸器提供熱源，穩(wěn)定塔頂油氣經(jīng)冷卻至 40℃，進入穩(wěn)定塔頂回流油罐。然后，由泵抽出，一部分作為穩(wěn)定塔頂回流，一部分送至產(chǎn)品精制。穩(wěn)定汽油由穩(wěn)定塔底重沸器流出，經(jīng)與脫乙烷油、熱水換熱后，再冷卻至 40℃后，分成兩路，一路送至吸收塔頂部作為吸收劑，另一路作為產(chǎn)品送至產(chǎn)品精制。二、產(chǎn)品精制裝置㈠ 汽油脫硫醇部分（1） 、脫硫化氫自重油催化裂化裝置來的汽油，先進入汽油—堿液混合器（MI3101）與 10%的堿液混合，以脫除其中的硫化氫。汽油和堿液在預堿洗沉降罐（V3101）中沉降分離，分離后的堿液循環(huán)使用。主要反應式為： H2S+2NaOH=Na2S+2H2O （2） 、脫硫醇脫硫后汽油經(jīng)汽油—空氣混合器（MI3102） ，與非凈化空氣混合并注入活化劑后進入固定床反應器（R3101A,B ） ，反應器內(nèi)裝有經(jīng)磺化酞菁鈷催化劑堿液浸泡后的活性炭，硫醇被氧化成二硫化物并溶于汽油中。反應后的汽油夾帶的尾氣和堿液，在汽油沉降罐（V3102）中沉降分重油催化裂化裝置多產(chǎn)丙烯改造可行性研究報告離，分離出來的尾氣送至尾氣焚燒爐焚燒；汽油經(jīng)汽油成品泵（P3101A,B） ，進入汽油砂濾塔（ T3101）進一步分離出堿霧、水分等雜質(zhì)后送出裝置。本部分設有催化劑堿液、防膠劑配制系統(tǒng)。㈡ 干氣及液化石油氣脫硫部分液化石油氣自重油催化裂化裝置來，經(jīng)液化石油氣緩沖罐（V3201） ，由泵送入液化石油氣脫硫抽提塔（T3201） ，用濃度為 25%的甲基二乙醇胺溶液進行抽提，脫硫后的液化石油氣送至液化石油氣脫硫醇部分。干氣自催化裂化裝置和柴油加氫裝置來，經(jīng)干氣冷卻器（E3201A,B）冷卻至 37℃后再進干氣分液罐，然后進入干氣脫硫塔（T3202） ，與濃度為25%的甲基二乙醇胺溶液逆向接觸，干氣中的硫化氫和部分二氧化碳被溶劑吸收,塔頂凈化干氣經(jīng)凈化干氣分液罐（V3210 ）分液后送至燃料氣管網(wǎng)。液化石油氣脫硫抽提塔（T3201）和干氣脫硫塔（T3202）的塔底富液合并，與貧液換熱至 98℃，經(jīng)富液閃蒸罐（V3203 ）閃蒸出大部分溶解烴后，進入再生塔（T3203） ，由重沸器（E3204）供熱，以保證塔底溫度為125℃。塔頂汽經(jīng)冷凝分液后，酸性氣送至硫磺回收裝置，冷凝液經(jīng)泵返塔作為回流。事故狀態(tài)酸性氣設專線排至火炬頂焚燒。塔底貧液經(jīng)換熱、冷卻至 40℃，經(jīng)泵送入液化石油氣脫硫抽提塔（T3201）和干氣脫硫塔（T3202）循環(huán)使用。該部分還設有溶劑配制及加入設施。㈢ 液化石油氣脫硫醇部分：液化石油氣自干氣及液化石油氣脫硫部分來，經(jīng)液化石油氣—堿液混合器（MI3301）與10%堿液混合后，進入液化石油氣預堿洗沉降罐（V3301） ，經(jīng)沉降分離后，堿液循環(huán)使用，新鮮堿液由催化劑堿液循環(huán)泵（P3301A,B）間斷補充，堿渣自壓至堿渣罐（ V3106） ，液化石油氣至液重油催化裂化裝置多產(chǎn)丙烯改造可行性研究報告化石油氣脫硫醇抽提塔（T3301） ，用溶解有磺化酞菁鈷催化劑的堿液進行液—液抽提，脫硫醇后的液化石油氣再用除鹽水水洗以除去微量堿，最后經(jīng)液化石油氣砂濾塔（T3302）進一步分離堿霧、水分后送至罐區(qū)。 抽提塔底的催化劑堿液用熱水加熱至60℃，進入氧化塔（T3303） ，用非凈化空氣再生，經(jīng)二硫化物分離罐（V3303 ）分離并冷卻后，催化劑堿液經(jīng)催化劑堿液循環(huán)泵（P3301A,B）循環(huán)使用；硫醇氧化所生成的二硫化物間斷壓入堿渣罐(V3106)，分離出的尾氣與汽油脫硫醇部分產(chǎn)生的尾氣一同送至尾氣焚燒爐焚燒。三、氣體分餾裝置從裝置外來的液化石油氣進入原料緩沖罐（V2022） ，再經(jīng)脫丙烷塔進料泵（P2022A 、B）送至原料預熱加熱器（ E2022） ，加熱至泡點后進入脫丙烷塔（T2022 ） 。碳二、碳三餾分從頂部蒸出，經(jīng)脫丙烷塔頂冷凝器（E2022A、 B）冷凝冷卻后，進入脫丙烷塔回流罐（V2022） 。冷凝液一部分用脫丙烷塔回流泵（P2022A、B）抽出作為回流，另一部分用脫乙烷塔進料泵（P2022A、B）加壓后作為脫乙烷塔進料。塔底物料碳四、碳五餾分經(jīng)碳四、碳五冷卻器（E2022）冷卻后碳四、碳五送出泵（P2022A、 B）送出裝置。 脫乙烷塔進料進入脫乙烷塔（T2022） 。塔頂碳二、碳三氣體經(jīng)脫乙烷塔頂冷凝器E2022A 、B）部分冷凝后，進入脫乙烷塔回流罐（V2022） 。不凝氣自脫乙烷塔回流罐頂經(jīng)壓控閥送至燃料氣管網(wǎng)，冷凝液用脫乙烷塔回流泵（P2022A、B）送回脫乙烷塔頂全部作為回流。脫乙烷塔底物料自壓至丙烯塔（T2022 ） ，作為該塔進料。 丙烯塔塔底丙烷餾分經(jīng)丙烷冷卻器（E2022）冷卻后用丙烷送出泵（P2022A 、B ）加壓后與脫丙烷塔底碳四、碳五餾分一起送出裝置；塔頂氣體經(jīng)丙烯塔頂冷凝器（E2022A~F）冷凝冷卻后，進入丙烯塔回流罐（V2022） ，冷凝液用丙烯塔回流泵（P2022A 、 B）抽出，一部分送回丙烯重油催化裂化裝置多產(chǎn)丙烯改造可行性研究報告塔頂部作為回流；另一部分經(jīng)丙烯冷卻器（E2022）冷卻后作為產(chǎn)品送出裝置。第三節(jié) 主要設備選擇一、主要設備選擇（一）重油催化裂化裝置反應－再生系統(tǒng) 提升管反應器采用直提升管，下段為預提升段，上段為反應區(qū)，各段直徑（鋼內(nèi)徑）分別為 和 ，預提升段內(nèi)襯 150mm 隔熱耐磨襯里，反應段內(nèi)襯100mm 隔熱耐磨襯里。提升管出口設 2 組粗旋風分離器。 沉降器及汽提段沉降器采用 4 組 PV 型單級旋風分離器。塔類（1）分餾塔上部塔板（16 層）更換為效率高、操作彈性大的新型塔盤。（2）解吸塔下部需更換效率高、操作彈性大的新型塔盤。（3）穩(wěn)定塔下部需更換效率高、操作彈性大的新型塔盤。二、修改部分主要設備表反應器、塔類表 331名 稱 數(shù)量 規(guī) 格 型 號 備注一 反應器重油催化裂化裝置多產(chǎn)丙烯改造可行性研究報告名 稱 數(shù)量 規(guī) 格 型 號 備注1 提升管反應器 1 Ф980/Ф1400 更新二 塔類設備1 分餾塔 1 Ф4600 改造2 解吸塔 2 Ф2200 改造3 穩(wěn)定塔 3 Ф2200 改造泵類表 332編 號 名 稱 泵型號 電機型號 備 注1 P304 吸收塔底油泵 150YⅡ 75 泵更換葉輪2 P311AB 穩(wěn)定塔進料泵 200AYⅡ 75C 更換機泵3 P308AB 穩(wěn)定汽油泵 YB280S2W 電機更換（二）產(chǎn)品精制裝置現(xiàn)有的液化石油氣脫硫抽提塔（T3201）及液化石油氣脫硫醇抽提塔（T3301 ）經(jīng)核算后尚可滿足改造后液化石油氣處理量增加的要求，但需對其液體分布器進行改造。再生塔（T3203）%。更換再生塔頂冷凝器（E3203） 、堿液加熱器（E3301）及堿液冷卻器（E3302 ） 。對干氣及液化石油氣脫硫部分和液化石油氣脫硫醇部分的調(diào)節(jié)閥、流量孔板進行核算。對部分調(diào)節(jié)閥及流量孔板進行更換。對干氣及液化石油氣脫硫部分和液化石油氣脫硫醇部分的安全閥進行核算。對部分安全閥進行更換。更換液化石油氣進料泵（P3201A,B ） 。根據(jù)改造后的處理量對部分管線進行改造。重油催化裂化裝置多產(chǎn)丙烯改造可行性研究報告主要設備表見表333。（三）氣體分餾裝置 脫丙烷塔、脫乙烷塔、粗丙烯塔塔體利舊，塔盤更換，采用高效塔盤； 換熱面積不足的換熱器更換，C 4C5 冷卻器、脫丙烷塔頂冷凝器、脫丙烷塔重沸器、丙烯冷卻器更換，丙烯塔頂冷凝器串聯(lián) 2 臺換熱器； 丙烯塔回流罐更換，脫丙烷塔回流罐利舊原丙烯塔回流罐； 部分機泵更換。主要設備表見表 334。重油催化裂化裝置多產(chǎn)丙烯改造可行性研究報告表 333 主要設備表塔類序 操作 條件號設備名稱 數(shù)量 壓力MPa(表)溫度℃規(guī) 格 介 質(zhì) 材質(zhì) 空重t備注1 液化石油氣脫硫抽提塔1 40 φ1200/φ202227891內(nèi)裝QH2型扁環(huán)填料液化石油氣貧液液體分布器改造2 液化石油氣脫硫醇抽提塔1 40 φ1200/φ202227891內(nèi)裝QH2型扁環(huán)填料液化石油氣催化劑堿液液體分布器改造3 再生塔 1 125 φ160026033JF復合浮閥塔盤富液酸性氣開孔率擴大重油催化裂化裝置多產(chǎn)丙烯改造可行性研究報告冷換類序 操作 條件號設備名稱 規(guī) 格 數(shù)量 介 質(zhì) 壓力MPa(表)溫度℃材質(zhì) 空重t備注1 再生塔頂冷凝器 ~38 更換殼程 酸性氣，水 110~402 堿液加熱器 ~60 更換殼程 熱水 125~703 堿液冷卻器 ~38 更換殼程 堿液 60~40重油催化裂化裝置多產(chǎn)丙烯改造可行性研究報告 其它類序 操作 條件號設備名稱 規(guī) 格 數(shù)量 介 質(zhì) 壓力MPa(表)溫度℃材質(zhì) 空重t備注1 液化石油氣堿液混合器 φ36/φ50 1 液化石油氣 40 更換堿液2 水洗堿混合器 φ36/φ50 1 液化石油氣 40 更換水重油催化裂化裝置多產(chǎn)丙烯改造可行性研究報告 機泵類序 名 稱 規(guī) 格 數(shù) 介質(zhì)名稱 流 量 操作 軸功率 電 機 功 率 備注號 量 m3/h 溫度℃ kW KW1 液化石油氣進料泵 SCP806550/852 2 液化石油氣 47 40 45 更換重油催化裂化裝置多產(chǎn)丙烯改造可行性研究報告表 334 主要工藝設備表一 塔 類1 脫丙烷塔 T2022 Φ1400/16004540414/16 液化石油氣109 1 塔體利舊65 層高效塔盤 S=450、500 塔盤更換2 脫乙烷塔 T2022 Φ1000/Φ14003349414/20 C2C3 1 塔體利舊45 層高效塔盤 S=450 塔盤更換3 粗丙烯塔 T2022 Φ26005962626 C3 1 塔體利舊100 層高效塔盤 S=450 塔盤更換小計 3二 冷換設備1 原料預熱器 E2022 FB60085404 管程 熱水 125 1 利舊加熱器 B=150 殼程 液化石油氣74 2 CC5 冷卻器 E2022 B=200 殼程 C4C5 109 3 脫丙烷塔頂冷凝器E2022AB 重油催化裂化裝置多產(chǎn)丙烯改造可行性研究報告B=600 殼程 C2C3 4 脫丙烷塔重沸器 E2022 B=600 殼程 C4C5 108 5 脫乙烷塔重沸器 E2022 216。600100406 管程 熱水 125 1 利舊B=600 殼程 C2C3 6 脫乙烷塔頂冷凝器E2022AB 216。 700120404 管程 循環(huán)水 43 2 利舊B=600 殼程 C2C3 55 7 丙烯精餾塔重沸器E2022AB FLB1200375256 管程 熱水 125 2 利舊B=600 殼程 C3 8 丙烯精餾塔頂冷 E2022ABCDFLB1500635254