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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部分组成：1） 在反应器部分进料油和循环油通过加氢裂化反应转化为轻烃、石脑油、航煤和柴油。2） 在分馏部分，把从反应部分来的转化油切割成各种产品。3） 在酸性气处理部分，酸性干气和酸性液化气用醇胺溶液洗涤，以便除掉 H2S.2、 反应器部分1） 新鲜进料流程从油罐来的新鲜进料经过滤器 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，同反应器流出物换热，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、脱氮和烯烃炮和反应开始发
2、生，并在反应器底部订层完成，这些是放热反应，反应物温度升高。通过控制反应器入口温度及调节急冷氢量，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 反应产物流出线上，要设置一个采样阀，以测定氮的转化。在生产期间，要控制流出油的总氮含量在 50ppm（ wt.）内，就要调节 R101 的平均床层温度。如果反应器内的温度超商，用降低第二反应炉 F102 温度和加大急冷氢仍不能控制裂化反应速度，则器内温度急升会严重地使催化剂结焦，甚至破坏设备结构，使反应器壁过热。如果最大的冷却反应器仍不能控制催化剂床层温度，则反应器和关联设备必须降压。当R102A 和 B 中的任一个反应器温度
3、超过它的正常值 28时，应立即启动 7bar/min 泄压系统降压。要严格控制 R102A、B 的温度，以保证新鲜进料 100地转化成所需要产品。在操作中，新鲜进料和循环油比例要保持不变。3)反应产物换热器的流程从 Rl028 出来的反应产物通过一组换热器（E101E105）回收热量，最后用空气冷器A101 冷却到 49 度后进入高压分离器 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部分水汽化。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)气液分离经冷却的反应产物进入 Dl02，在其中进行油、水、气三
4、相分离。烃类产品通过 Dl02液位控制调节阀 Ll03A、B 进入低压分离器 Dl03。为了节能，正常情况下，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 196MPa 下操作，其闪蒸气送到酸性气处理部分，液相烃经与柴油和尾油换热后送分馏部分。5)循环氢及反应器入口氢系统由 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 Cl01)。机出
5、口分成两路：第一路与来自新氢压缩机 Cl02 的新氢混合并通过换热器与反应器流出物换热。经过预热的氢气又分成两路经过反应加热炉(F101 和 Fl02)加热并与相应物流混合后分别进入 R101 和 Rl02A。Fl01 和 Fl02 控制 Rl01 和 Rl02A 的入口温度。 从 Cl01 出来的第二路气流作急冷氢。用于降低在反应器中急冷点上的反应物温度。本机备用急冷能力约为用于裂化反应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打开。以
6、维持固定的晟低流量。6)补充新氢流程由制氢装置、重整副产氢和乙烯返回氢提供的新氢由 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控制燃烧而再生。利用现有的工艺设备再生并控制空气流率。3、分馏部分分馏部分由四个主要的蒸馏塔和辅助设备组成。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。循环油返回裂化反应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 与反应器流出物换热后再与柴油、尾
7、油换热进入 Tl01。进料温度通过调节柴油换热器或尾油换热器 El22、El25的旁路来控制。Tl01 塔顶气相在塔顶冷凝器 Al02 和调温冷凝器 El06 被部分冷凝，然后流入回流罐 Dl04为了使回流罐的压力稳定，废气在压力控制下排走。所有夹带或溶解在进料中的水从Dl04 的脱水包排出，送到酸性水汽提部分，自 D104 来的绝大部分液体烃经塔顶回流泵Pl05A、B 并经过 49 度后进入高压分离器 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部分水汽化。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
8、)气液分离经冷却的反应产物进入 Dl02，在其中进行油、水、气三相分离。烃类产品通过 Dl02液位控制调节阀 Ll03A、B 进入低压分离器 Dl03。为了节能，正常情况下，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 196MPa 下操作，其闪蒸气送到酸性气处理部分，液相烃经与柴油和尾油换热后送分馏部分。5)循环氢及反应器入口氢系统由 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
9、系统不投用时，循环氢直接由 Dl02 顶进入 Cl01)。机出口分成两路：第一路与来自新氢压缩机 Cl02 的新氢混合并通过换热器与反应器流出物换热。经过预热的氢气又分成两路经过反应加热炉(F101 和 Fl02)加热并与相应物流混合后分别进入 R101 和 Rl02A。Fl01 和 Fl02 控制 Rl01 和 Rl02A 的入口温度。从 Cl01 出来的第二路气流作急冷氢。用于降低在反应器中急冷点上的反应物温度。本机备用急冷能力约为用于裂化反应器正常的总急冷流率的一半。反飞动线(管线号：8B-P074D83)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
10、规定流量时，FICV-119 阀即由其信号指示自动打开。以维持固定的晟低流量。6)补充新氢流程由制氢装置、重整副产氢和乙烯返回氢提供的新氢由 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控制燃烧而再生。利用现有的工艺设备再生并控制空气流率。至于再生程序本部分不再叙述。(2000 年后不再采用器内再生，目前国内全部加氢裂化装置均采用器外再生技术)3、分馏部分分馏部分由四个主要的蒸馏塔和辅助设备组成。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
11、油。循环油返回裂化反应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 与反应器流出物换热后再与柴油、尾油换热进入 Tl01。进料温度通过调节柴油换热器或尾油换热器 El22、El25 的旁路来控制。Tl01 塔顶气相在塔顶冷凝器 Al02 和调温冷凝器 El06 被部分冷凝，然后流入回流罐 Dl04。为了使回流罐的压力稳定，废气在压力控制下排走。所有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部分，自 D104 来的绝大部分液体烃经塔顶回流泵Pl05A、B 并经过流量调节返回脱丁烷塔顶作回流。剩余部分由脱乙烷塔进料泵
12、 P106A、B送出，经液位与流量串级调节送至脱乙烷塔 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 中部分冷凝，然后注入塔顶回流罐 D105 中，通过气相压力控制保持回流缺罐恒压。自 D105 来的液态烃用P107A、B 做回流，回流量由 D105 的液位来调节。塔底液体进入塔底重沸器 E112，利用航煤产品的热量使其部分汽化。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）的温度来控制。塔底产品由冷却器 E113 来冷却，然后经液位调节送到液化气抽提塔 T151.在液化气抽提塔中，液化气中的少量硫化氢用醇胺溶
13、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节进入第一分馏塔，流量调节由 T101 的塔底液位来控制，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，经流量调节返回塔作回流，轻石脑油产品经液位调节送储罐。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，经流量调节流入第二分馏塔（T106） 。流量调节器由塔底液位控制。塔底产物的一部分经流量调节作为第一、
14、二侧线汽提塔重沸器的热源。塔底产物的剩余部分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。用控制从塔 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 塔底物一部分至 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。另一部分由重石脑油泵 Pl09A、B 送出，经冷却器 Al05 和 Ell0，在流量控制下送入储罐。 航煤进入第二侧线汽塔 Tl05 顶部塔板。Tl05 有 10 层浮阀塔板。控制从 Tl03 来的流
15、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 塔底一部分到 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。另一部分由航煤泵 P110A、B 送出，经脱乙烷塔底重沸器 E112 和冷却器 A104 及 E114，在流量控制下送入储罐。5）第二分馏塔（T106）第二分馏塔有 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定的流量调节送去储罐。剩余液体返回填料
16、段璜部以冷凝迸入填料段的蒸汽。要控制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第二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Pl25AB 抽送出装置到储罐。塔底油由 P1l2A、B 抽送一部分至重沸炉 Fl05 打循环入 Tl06，一部分 Tl06 塔底液体(称为循环油)经液位调节送到循环油缓冲罐 Dl07，并经 Pl02A、B 升压后送回上述的反应器部分。当采用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)轻烃吸收塔原来流程来自 T101 顶回流罐 Dl04 的气体在压力控制
