催化装置多产丙烯可行性研究报告.doc

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1、上海石化股份有限公司重油催化裂化装置多产丙烯改造可行性研究报告16102 F 0202A中国石化集团洛阳石油化工工程公司二OO二年十月 项 目 名 称： 上海石化股份有限公司 重油催化裂化装置多产丙烯改造 建 设 单 位： 上海石化股份有限公司 建设单位负责人： 睢鸿明 编 制 单 位：中国石化集团洛阳石化工程公司 行 政 负 责 人： 技 术 负 责 人： 经 济 负 责 人：项 目 负 责 人： 参加编制人员工艺系统： 柴中良 谢恪谦 张聚越张仲利 马 强设 备： 王长银管道设计： 杜一俭结 构： 侯森海自动控制： 杨 蓓电 气： 李 岩环 保： 刘 奎安 全： 华俊杰概 算： 苏瑞珍技术

2、经济： 韩宇才目 录第一章总论1第一节编制依据和原则1第二节项目背景及建设的必要性1第三节项目范围2第四节研究结果2第二章装置规模及产品方案11第一节原料性质11第二节装置规模及产品方案13第三章工艺技术方案19第一节工艺技术方案选择19第二节工艺流程简述23第三节主要设备选择27第四节主要工艺操作条件38第五节装置消耗、能耗分析及节能措施39第六节自动控制水平44第四章环境保护46第五章职业安全卫生50第六章装置定员56第七章建设投资估算57第一节建 设 投 资 估 算57第二节资金筹措和总投资估算60第八章财务评价61第一节总成本费用估算61第二节财务评价62 第一章 总论第一节 编制依据

3、和原则一、编制依据1、上海石化股份有限公司关于催化裂化多产丙烯改造的设计委托书，2002.09.24。2、上海石化股份有限公司渣油加工联合装置多产丙烯改造方案设计。3、上海石化股份有限公司关于催化裂化多产丙烯改造设计条件的传真。二、编制原则1、通过改造达到多产合格丙烯的目的，同时满足环保的要求。2、尽量利旧装置现有设备和设施，尽可能减少改造工程量和工程投资，缩短施工周期。3、技术安全可靠且先进，保证装置长周期运行4、严格遵循现行有关安全法规，采取各种切实可靠、行之有效的事故防范及处理措施，确保装置安全生产。5、公用工程及配套系统依托现有设施。6、本次改造，不增加新岗位，装置定员不变。第二节 项

4、目背景及建设的必要性上海石化股份有限公司80104t/a催化裂化装置于90年代初设计、1995年一次开车投产成功，为上海石化股份有限公司创造了巨大的经济效益，成为上海石化股份有限公司经济效益的新增长点。装置于1996年停工检修期间，对装置作了局部的少量改造使装置的处理能力由80104t/a提高至100104t/a。随着装置处理量的提高和进料的不断变化，装置的反应再生部分、分馏部分、吸收稳定部分均存在瓶径问题，针对不同部分的不同问题，经过1998、1999、2001年几次对该装置的改造，基本消除了瓶径，提高了装置的操作弹性。本装置现已基本适应了100104 t/a处理能力下的汽油、柴油以及多产气

5、等生产方案的要求。随着上海石化股份公司丙烯烃装置的投产，公司对丙烯原料的需求日益迫切，丙烯年缺口已达10万吨。丙烯的国外采购存在价格高、供货时间不易保证的问题，上海石化股份有限公司针对以上问题立足于公司内部挖潜，拟对重油催化裂化及配套的产品精制、气分装置进行局部改造，来缓解由于丙烯原料短缺带来的问题。通过本次改造，重油催化裂化装置在100104 t/a处理能力下，丙烯产量提高至6.46.9104t/a，通过配套的液化石油气脱硫和气分装置的精制和回收，可供给丙烯烃装置6.06.5万吨/年的化学级丙烯原料。第三节 项目范围本项目包括渣油加工联合装置内的重油催化裂化装置、产品精制装置和气体分馏装置。

6、 第四节 研究结果一、项目概况本项目为上海石化股份有限公司催化裂化装置多产丙烯改造项目。1、装置规模（1）重油催化裂化装置：100104t/a。（2）产品精制装置干气脱硫：7.97104 t/a（干气包括催化裂化干气7.2104 t/a和柴油加氢干气0.77104 t/a）液化石油气脱硫：21104 t/a液化石油气脱硫醇：21104 t/a（3）气体分馏装置：21104 t/a2、原料来源催化裂化装置的进料大庆减压渣油、脱沥青油以及大庆胜利混合重蜡油的混合原料。产品精制装置的进料为催化裂化装置生产的催化干气、液化石油气以及来自柴油加氢装置的加氢干气。气体分馏装置的进料为产品精制装置来的脱硫和

7、脱硫醇后液化石油气。3、改造范围（1）重油催化裂化装置重油催化裂化装置改造范围包括反应再生部分、主风机部分、分馏部分、气压剂部分、吸收稳定部分以及余热锅炉部分。（2）产品精制装置产品精制装置的改造包括干气脱硫部分、液化石油气脱硫部分和液化石油气脱硫醇部分。（3）气体分馏装置4、产品主要产品：精丙烯、丙烷、液化石油气、高辛烷值汽油、轻柴油。副产品：干气、油浆、酸性气。5、改造工艺路线（1）重油催化裂化装置a、反应再生部分：更换提升管反应器，提升管出口快分系统采用粗旋，更换沉降器单级旋分离器。 b、分馏塔、解吸塔、稳定塔部分更换为新型高效浮阀塔盘。e、更换稳定汽油泵。（2）产品精制部分a、改造液化

8、石油气脱硫抽提塔及脱硫醇抽提塔液体分配器，增加再生塔的塔盘开孔率。b、更换再生塔顶冷凝冷却器、碱液加热器、碱液冷却器等冷换设备。c、更换液化石油气-碱液混合器和水洗碱混合器。d、更换液化石油气进料泵。e、更换干气分液罐、干气脱硫塔和液化石油气脱硫抽提塔顶部的安全阀。（3）气体分馏部分a、脱丙烷塔、脱乙烷塔、粗丙烯塔塔体利旧，塔盘更换，采用高效塔盘。 b、 换热面积不足的换热器更换，C4C5冷却器、脱丙烷塔顶冷凝器、脱丙烷塔重沸器、丙烯冷却器更换，丙烯塔顶冷凝器串联2台换热器。c、 丙烯塔回流罐更换，脱丙烷塔回流罐利旧原丙烯塔回流罐。d、部分机泵更换。6、主要改造设备 表1-4-1设备类别数量（

9、台或组）改造情况一重油催化裂化装置1反应再生器1改造2塔类3改造3机泵6更换2台机泵，更换2台机泵叶轮，更换2台电机二产品精制装置1塔类3改造2冷换设备3更换3机泵2更换4其它2更换三气体分馏装置1塔类3改造2冷换设备5更换3容器1更换3机泵类12更换7、装置定员本装置属于改造项目，不增加新的岗位，不增加定员。8、装置占地本装置属于改造项目，不需新增土地。9、消耗指标（1）催化剂、化学药剂消耗 表1-4-2名称年用量，t/a一次装入量，t备注一、重油催化裂化装置1催化剂10002助燃剂3.0含铂万分之五3钝化剂50含锑25%4Na3PO40.3二、产品精制装置130%碱液5002磺化酞菁钴0.

10、0253脱硫剂504活化剂765防胶剂196金属钝化剂1.9（2）公用工程消耗 表1-4-3序号项目单位数量备注一、重油催化裂化装置1新鲜水t/h192循环水t/h26603除盐水t/h944燃料气m3n/h14505电kW50506蒸汽3.5MPat/h-161.3MPat/h-90.6MPat/h-4.87净化压缩空气m3n/h31208非净化压缩空气m3n/h1716二、产品精制装置1循环水t/h1002除盐水t/h6.25*3除氧水t/h0.5/10*4电力kW12051.0MPa蒸汽t/h4.56凝结水t/h-57净化压缩空气m3n/h1508非净化压缩空气m3n/h120*吹扫9氮

11、气m3n/h200*吹扫10氮气m3n/h200*气密三、气体分馏装置1循环冷水t/h14702热水t/h5603净化压缩空气m3n/h3004电力kW28050.3MPa蒸汽t/h3开停工用6非净化压缩空气m3n/h180吹扫7氮气m3n/h450气密注：“-”表示向外输出。 “*”表示间断量。二、主要技术经济指标主要经济技术指标见表1-4-4。主要经济技术指标 表1-4-4项 目单 位数 量备 注原料大庆减压渣油重蜡油脱沥青油 合 计104t/a104t/a104t/a104t/a41.4336.1722.40100产品干气丙烯丙烷碳四碳五汽油轻柴油油浆 小 计104t/a104t/a10

12、4t/a104t/a104t/a104t/a104t/a104t/a7.586.372.5411.8038.0022.006.0094.29技术经济指标建设投资利润总额年均所得税后利润年均所得税内部收益率财务净现值投资利润率增量投资回收期万元/年万元/年万元/年万元/年%万元%年所得税后所得税后所得税后（含建设期）三、结论上海市化股份有限公司100104t/a重油催化裂化装置多产丙烯改造工程经过技术方案论证，所选的技术方案先进可行，经济效益好，为解决全厂丙烯供应问题并提高经济效益创造了良好的条件。对促进上海石化股份有限公司的发展具有重要作用。该项目是可行的。第二章 装置规模及产品方案第一节 原

13、料性质一、原料组成1、重油催化裂化装置重油催化裂化装置改造设计的原料油为大庆减压渣油、重蜡油和脱沥青油得混合油，具体组成如下：表2-1-1wt%104t/a备 注混合原料油其中：大庆减压渣油41.4341.43重蜡油36.1736.17脱沥青油22.4022.40合 计1001002、产品精制装置干气脱硫部分的原料为重油催化裂化装置所产的催化干气和柴油加氢装置来的加氢干气。液化石油气脱硫部分和脱硫醇部分的原料为重油催化裂化装置所产的液化石油气。3、气体分馏装置气体分馏装置的原料为经过脱硫和脱硫醇的液化石油气。二、原料油性质 1、 重油催化裂化原料油性质。表2-1-2项 目混合原料密度（20）g

14、/cm30.9050残 碳 wt%4.73元素分析，wt%C86.16H13.15S0.5N0.19金属含量 ppmNi7.44V0.41Fe2、产品精制装置（1）液化石油气：硫化氢含量0.471.2% (V)，硫醇含量750ppm（w）（2）催化裂化干气硫化氢含量1.22.0% (V)二氧化碳含量约2.1% (V)（3）柴油加氢干气硫化氢含量2.07% (V)3、气体分馏装置表2-1-5序号组成比例，mol%1乙烷0.242乙烯0.013丙烯37.964丙烷12.445异丁烷11.986异丁烯9.1071-丁烯7.028正丁烷4.339反-丁二烯8.7310顺-丁二烯5.8411碳五2.35

15、12硫化氢20ppm13水饱和14合计100第二节 装置规模及产品方案一、改造范围本次改造范围包括以下部分：1、重油催化裂化装置重油催化裂化装置改造范围包括反应再生部分、主风机部分、分馏部分、气压剂部分、吸收稳定部分以及余热锅炉部分。2、产品精制装置产品精制装置的改造范围包括干气脱硫部分、液化石油气脱硫部分和液化石油气脱硫醇部分。3、气体分馏装置二、装置规模1、重油催化裂化装置：100104t/a。2、产品精制装置干气脱硫：7.97104 t/a（干气包括催化裂化干气7.2104 t/a和柴油加氢干气0.77104 t/a）液化石油气脱硫：21104 t/a液化石油气脱硫醇：21104 t/a

16、3、气体分馏装置：21104 t/a年开工时数均按8000小时考虑。三、产品方案和产品性质1、产品方案重油催化裂化装置改造后产品方案为多产液化石油气方案。2、产品性质（1）气体分馏装置产品组成如下： 表2-2-1丙烯mol%丙烷mol%碳四碳五mol%乙烷气mol%乙烷0.1130.61乙烯1.51丙烯95.5021.650.0860.00丙烷4.3976.710.207.88异丁烷0.9224.19异丁烯0.4318.251-丁烯0.2314.26正丁烷0.028.83反-丁二烯0.0317.81顺-丁二烯0.0111.92碳五4.45合计100100100100（2）汽油、轻柴油性质汽油、

17、轻柴油、油浆性质表2-2-2项 目汽 油柴 油油浆密度(20) g/cm30.73010.89471.0273运动粘度，mm2/s20500.670.534.322.3051.9221.44恩氏蒸馏数据HK10%30%50%70%90%KK425779107142181203150229252273300332349414443482532凝固点-7辛烷值RON90十六烷值28.5诱导期，min629闪点，78硫含量，%0.050.330.56（3）净化干气：硫化氢含量20mg/m3（4）酸性气：烃含量2%四、装置物料平衡1、重油催化裂化装置表2-2-3序号物 料 名 称设 计 值备注wt%k

18、g/h104t/a一原料1大庆减压渣油41.435178841.432重蜡油36.174521236.173脱沥青油22.402800022.40合计100125000100二产品1干气4.5056254.502液化石油气21.002625021.00含：丙烯6.7884756.783汽油38.004750038.004轻柴油22.002750022.005油浆6.0075006.006焦炭8.00100008.007损失0.506250.50合计1001250001002、产品精制装置（一）干气及液化石油气脱硫部分 表2-2-4项 目kg/ht/a入方1、催化干气9000720002、加氢干

19、气965.47723.23、液化石油气26250210000合 计36215.4289723.2出方1、干气9475.375802.42、液化石油气26125.7209005.63、酸性气571.14568.84、闪蒸烃43.3346.4合 计36215.4289723.2（二）、液化石油气脱硫醇部分 表2-2-5项 目kg/ht/a入方1、液化石油气26125.7209005.62、10%碱液36.6292.6合 计26162.3209298.2出方1、液化石油气26106.2208849.72、碱渣56.1448.5合 计26162.3209298.2注：加入的空气以及排放的尾气，由于量较

20、少均未计入物料平衡中。3、气体分馏装置表2-2-6Kg/ht/a进料液化石油气26106.2208849.7产品丙烯7963.163704.8丙烷3179.525436乙烷气215.81726.4碳四碳五14747.8117982.4第三章 工艺技术方案第一节 工艺技术方案选择一、催化裂化装置（一）工艺技术方案的选择本次改造的主要目的是增加重油催化裂化装置液化石油气特别是丙烯的产率。目前国内增产丙烯的催化裂化技术有石科院的ARGG、DCC、MGD和石油大学的催化汽油辅助提升管改质工艺等技术。在催化裂化反应过程中，由许多因素影响丙烯的产率，如催化剂的类型、剂油比、反应温度、反应时间（剂油接触时间

21、）、助剂和进料性质等。而在催化裂化一系列反应当中，氢转移反应对产品中烯烃产率影响最大，影响丙烯产率的很多因素都与氢转移反应有关。1、催化剂由于氢转移反应是双分子反应，因此催化剂所含沸石的酸性中心密度越高，氢转移反应越严重。另外，除了一次裂化反应外，较多的低碳烯烃来自汽油馏分（特别是C7C9）的二次裂化。因此多产丙烯的催化剂必须具有以下主要特征：（1）较强的一次裂化反应能力；（2）适当的二次裂化反应深度；（3）适当的氢转移活性。2、进料性质从氢平衡的角度看，氢含量越高的进料生产丙烯的潜力越大。进料的类型也是影响丙烯产率的重要因素，石蜡基原料更适宜多产丙烯。3、反应时间延长反应时间，可以增加烃类（

22、特别是汽油馏分）的二次裂化，丙烯产率提高；缩短反应时间，可以减少氢转移反应，使已经产生的丙烯尽可能多地保留。在保证足够长的催化反应时间的前提下，尽可能缩短非催化反应时间，比如提升管后的油气停留时间。4、反应温度和剂油比随着反应温度的升高，可以提高反应深度，提高转化率，丙烯产率相应上升。提高剂油比可以增加活性中心数量，加强催化裂化反应。因此多产丙烯的催化裂化工艺多采用高温和大剂油比的操作条件。5、此外使用助剂也可以有效的提高丙烯的产率。本次在局部改造的前提下，为减少改造工程量，选择采用多产丙烯催化剂的工艺方案，增产液化气和丙烯。（二）反再工艺技术特点吸收国内外同类生产装置积累的实用有效的操作经验

23、，并结合本装置实际情况，在提升管反应系统设计中进行了改进及完善。1、优化反应操作条件，实现长反应时间、高温、大剂油比，强化反应过程，提高反应深度。2、采用高效雾化喷咀，改善雾化效果，提高轻质油收率，减少干气及焦炭产率。3、设置予提升段，改善催化剂与原料接触前的流动状况，使催化剂与原料保持均匀接触，减少不必要的热裂化反应。4、缩短粗旋的油气出口与沉降器单级旋分器入口的距离，减少沉降器内油气的过度热裂化反应、二次裂化反应以及氢转移反应。（三）改造技术方案1、反应再生部分（1）更换提升管反应器，为增产液化气和丙烯，除采用多产丙烯催化剂外，还需配合较长的反应时间、较大的剂油比和较高的反应温度以达到所需

24、的反应深度。为保证所需的反应时间和较合理的反应段线速，需更换内径较大的提升管反应器。新设计的提升管反应器适当地增加了预提升段长度，使油气与催化剂接触前，催化剂有足够的距离形成活塞流的形式向上运动，在一定程度上改进了催化剂的流动状态，保证了催化剂和油气的均匀接触。为增加生产的灵活性，更换的提升管反应器在原料油进料喷嘴前增设粗汽油回炼喷嘴。（2）提升管出口快分改为两组粗旋。将提升管出口三叶快分改为2组粗旋，粗旋升气管与更新后的4组单旋对口软联接。为使油气与催化剂迅速分离，减少过裂化反应，在提升管出口设置效率高的粗旋风分离器，并将粗旋气体出口管延伸至沉降器旋风分离器入口处，实现粗旋升气管与单级旋风分

25、离器的软联接，力求减少油气在反应后的停留时间，减少热裂化反应，从而有效的降低干气产率。（2）沉降器单级旋分器由2组更换为4组。2、塔类（1）分馏塔。由于液化气产率的大幅提高，反应油气中的轻组分增多，分馏塔的上部（轻柴油抽出以上）的分馏难度增加、负荷增加。本次改造将分馏塔上部塔板（16层）更换为效率高、操作弹性大的新型塔盘，以满足分馏要求。（2）解吸塔下部需更换效率高、操作弹性大的新型塔盘。（3）稳定塔下部需更换效率高、操作弹性大的新型塔盘。3、机泵类（1）稳定塔进料泵更换为200AY75C，电机利旧。（2）稳定汽油泵更换电机，型号为YB280S-2W。（3）吸收塔底油泵更换叶轮。二、产品精制装

26、置1、现有的液化石油气脱硫抽提塔（T3201）及液化石油气脱硫醇抽提塔（T3301）经核算后尚可满足改造后液化石油气处理量增加的要求，但需对其液体分布器进行改造。2、再生塔（T3203）内JF复合浮阀开孔率扩大为6.7%。3、更换再生塔顶冷凝器（E3203）、碱液加热器（E3301）及碱液冷却器（E3302）。4、对干气及液化石油气脱硫部分和液化石油气脱硫醇部分的调节阀、流量孔板进行核算。对部分调节阀及流量孔板进行更换。5、对干气及液化石油气脱硫部分和液化石油气脱硫醇部分的安全阀进行核算。对部分安全阀进行更换。6、更换液化石油气进料泵（P3201A,B）。7、根据改造后的处理量对部分管线进行改

27、造。三、气体分馏装置气体分馏装置的工艺路线有常规流程和热泵流程两种，这两种工艺路线目前都已成功地应用于工业生产中。本装置原来采用常规三塔流程，因此本项目改造仍采用在原常规流程的基础上进行改造。由于装置扩能较大，装置处理能力由原来的12万吨/年扩能至21万吨/年，处理量增加了75%。其中丙烯塔的负荷增加了将近100%，即使采用高效塔盘，现在丙烯塔的塔径所能达到的最大处理量也相当于装置最大进料量21万吨/年。为了节省投资，同时考虑到催化装置的最大液化石油气产量为21万吨/年，因此本次扩能丙烯塔改造采用塔体利旧、塔盘改为高效塔盘的方案。第二节 工艺流程简述一、重油催化裂化装置（一）反应再生部分1、反

28、应系统来自罐区的三股原料（大庆减压渣油、重蜡油和脱沥青油）经原料混合器混合后送入原料油罐，经原料油泵加压后先同重石脑油换热，然后分成两路，分别同轻柴油和产品油浆换热，汇合后再同循环油浆换热，最后经混合器和回炼油混合进入提升管反应器，接触高温高活性的再生催化剂发生催化反应，反应后的油气携带着催化剂经提升管出口粗旋风分离器、沉降器单级旋风分离器分离后，油气从沉降器顶部送往分馏塔的下部。从粗旋风分离器和单级旋风分离器料腿回收下来的催化剂，进入沉降器下部的汽提段，用蒸汽汽提其中夹带的油气。2、再生系统汽提后的待生催化剂经过待生立管、待生斜管和待生滑阀进入第一再生器进行不完全再生，在此烧去约80%的焦。

29、半再生催化剂通过空心塞阀用提升风提升至第二再生器，在此进行完全再生，烧去约20%的焦炭，使得再生催化剂的定碳0.1m%。一再、二再烧焦用风分别由一、二再主风机提供，提升风由一再主风机提供。再生后的催化剂经溢流管脱气后，经过再生立管进入提升管反应器循环使用。第一再生器烧焦产生的过剩热量由气控式外取热器走，热催化剂从再生器自流到外取热器，与取热管接触并被冷却后，返回再生器。一再的再生烟气先通过两级旋风分离器除去夹带的大部分催化剂后，再经三旋进一步分离催化剂细粉后进入烟机回收压力能，烟机排出得烟气和二再来的再生烟气混合后进入CO燃烧炉和余热锅炉，分别回收烟气中的化学能和热能，烟气温度降至200排入烟

30、囱；（二）分馏部分由沉降器来的反应油气进入分馏塔进行分离。分馏塔顶油气经热水、空冷、水冷冷却至40，进入分馏塔顶油气分离器进行气、液相分离。分离出的粗汽油一部分送入吸收塔作吸收剂，另一部分送至分馏塔顶作为冷回流；富气进入气压机；含硫污水送至气压机出口管道作为富气洗涤水。重石脑油自分馏塔第8层塔盘抽出后，先同热水换热，然后同原料油换热，后分为两路，一路汇合富吸收油返回分馏塔第6层。一路作为贫吸收油经贫吸收油泵加压，同富吸收油换热，然后冷却至40进入再吸收塔作为吸收剂。富吸收油同贫吸收油换热后，混合重石脑油返回分馏塔。轻柴油自分馏塔自流至轻柴油汽提塔，汽提后的轻柴油先后与原料油、热水换热后，再经水

31、冷冷却至60作为产品送至装置外。分馏中段油自分馏塔第22层塔盘抽出，作稳定塔底重沸器热源后发生低压蒸汽，然后返回分馏塔第20层塔盘。回炼油自分馏塔自流入回炼油罐，经泵升压后分为两路，一路混合原料油进入提升管反应器；另一路返回分馏塔。油浆自分馏塔底部抽出后分为两路，一路与原料油换热后返回分馏塔。另一路发生中压蒸汽后再分成两路，一路作为循环油浆返回分馏塔，一路作为产品油浆，同原料油换热，再冷却至90送出装置。（三）吸收、稳定部分从分馏塔顶油气分离器分离出的富气经气压机入口油气分离器进入气压机进行压缩，气压机出口富气与富气洗涤水混合后，由干空冷冷却至55，再混合吸收塔底油、解吸塔顶油气，经湿空冷冷却

32、至40，进入气压机出口油气分离器，分离后的气体进入吸收塔进行吸收，吸收过程放出的热量由一个中段回流取走。从吸收塔顶出来的贫气进入再吸收塔底部进行再吸收，吸收剂为重石脑油，从再吸收塔顶出来的干气去产品精制装置。气压机出口油气分离器出来的凝缩油分直接进入解吸塔顶部进行解吸。解吸塔由解吸塔底重沸器提供热量，解吸塔底重沸器采用1.0MPa低压过热蒸汽作热源。经解吸塔底部出来的脱乙烷汽油经与稳定汽油换热后进入稳定塔中部。稳定塔由稳定塔底重沸器提供热源，稳定塔顶油气经冷却至40，进入稳定塔顶回流油罐。然后，由泵抽出，一部分作为稳定塔顶回流，一部分送至产品精制。稳定汽油由稳定塔底重沸器流出，经与脱乙烷油、热

33、水换热后，再冷却至40后，分成两路，一路送至吸收塔顶部作为吸收剂，另一路作为产品送至产品精制。二、产品精制装置 汽油脱硫醇部分（1）、脱硫化氢自重油催化裂化装置来的汽油，先进入汽油碱液混合器（MI3101）与10%的碱液混合，以脱除其中的硫化氢。汽油和碱液在预碱洗沉降罐（V3101）中沉降分离，分离后的碱液循环使用。主要反应式为： H2S+2NaOH=Na2S+2H2O （2）、脱硫醇脱硫后汽油经汽油空气混合器（MI3102），与非净化空气混合并注入活化剂后进入固定床反应器（R3101A,B），反应器内装有经磺化酞菁钴催化剂碱液浸泡后的活性炭，硫醇被氧化成二硫化物并溶于汽油中。反应后的汽油夹带

34、的尾气和碱液，在汽油沉降罐（V3102）中沉降分离，分离出来的尾气送至尾气焚烧炉焚烧；汽油经汽油成品泵（P3101A,B），进入汽油砂滤塔（T3101）进一步分离出碱雾、水分等杂质后送出装置。本部分设有催化剂碱液、防胶剂配制系统。 干气及液化石油气脱硫部分液化石油气自重油催化裂化装置来，经液化石油气缓冲罐（V3201），由泵送入液化石油气脱硫抽提塔（T3201），用浓度为25%的甲基二乙醇胺溶液进行抽提，脱硫后的液化石油气送至液化石油气脱硫醇部分。干气自催化裂化装置和柴油加氢装置来，经干气冷却器（E3201A,B）冷却至37后再进干气分液罐，然后进入干气脱硫塔（T3202），与浓度为25%的甲

35、基二乙醇胺溶液逆向接触，干气中的硫化氢和部分二氧化碳被溶剂吸收,塔顶净化干气经净化干气分液罐（V3210）分液后送至燃料气管网。液化石油气脱硫抽提塔（T3201）和干气脱硫塔（T3202）的塔底富液合并，与贫液换热至98，经富液闪蒸罐（V3203）闪蒸出大部分溶解烃后，进入再生塔（T3203），由重沸器（E3204）供热，以保证塔底温度为125。塔顶汽经冷凝分液后，酸性气送至硫磺回收装置，冷凝液经泵返塔作为回流。事故状态酸性气设专线排至火炬顶焚烧。塔底贫液经换热、冷却至40，经泵送入液化石油气脱硫抽提塔（T3201）和干气脱硫塔（T3202）循环使用。该部分还设有溶剂配制及加入设施。 液化石油

36、气脱硫醇部分：液化石油气自干气及液化石油气脱硫部分来，经液化石油气碱液混合器（MI3301）与10%碱液混合后，进入液化石油气预碱洗沉降罐（V3301），经沉降分离后，碱液循环使用，新鲜碱液由催化剂碱液循环泵（P3301A,B）间断补充，碱渣自压至碱渣罐（V3106），液化石油气至液化石油气脱硫醇抽提塔（T3301），用溶解有磺化酞菁钴催化剂的碱液进行液液抽提，脱硫醇后的液化石油气再用除盐水水洗以除去微量碱，最后经液化石油气砂滤塔（T3302）进一步分离碱雾、水分后送至罐区。 抽提塔底的催化剂碱液用热水加热至60，进入氧化塔（T3303），用非净化空气再生，经二硫化物分离罐（V3303）分离并

37、冷却后，催化剂碱液经催化剂碱液循环泵（P3301A,B）循环使用；硫醇氧化所生成的二硫化物间断压入碱渣罐(V3106)，分离出的尾气与汽油脱硫醇部分产生的尾气一同送至尾气焚烧炉焚烧。三、气体分馏装置从装置外来的液化石油气进入原料缓冲罐（V2001），再经脱丙烷塔进料泵（P2001A、B）送至原料预热加热器（E2001），加热至泡点后进入脱丙烷塔（T2001）。碳二、碳三馏分从顶部蒸出，经脱丙烷塔顶冷凝器（E2003A、B）冷凝冷却后，进入脱丙烷塔回流罐（V2002）。冷凝液一部分用脱丙烷塔回流泵（P2003A、B）抽出作为回流，另一部分用脱乙烷塔进料泵（P2004A、B）加压后作为脱乙烷塔进料

38、。塔底物料碳四、碳五馏分经碳四、碳五冷却器（E2002）冷却后碳四、碳五送出泵（P2002A、B）送出装置。 脱乙烷塔进料进入脱乙烷塔（T2002）。塔顶碳二、碳三气体经脱乙烷塔顶冷凝器E2006A、B）部分冷凝后，进入脱乙烷塔回流罐（V2003）。不凝气自脱乙烷塔回流罐顶经压控阀送至燃料气管网，冷凝液用脱乙烷塔回流泵（P2005A、B）送回脱乙烷塔顶全部作为回流。脱乙烷塔底物料自压至丙烯塔（T2003），作为该塔进料。 丙烯塔塔底丙烷馏分经丙烷冷却器（E2009）冷却后用丙烷送出泵（P2006A、B）加压后与脱丙烷塔底碳四、碳五馏分一起送出装置；塔顶气体经丙烯塔顶冷凝器（E2008AF）冷凝

39、冷却后，进入丙烯塔回流罐（V2004），冷凝液用丙烯塔回流泵（P2007A、B）抽出，一部分送回丙烯塔顶部作为回流；另一部分经丙烯冷却器（E2010）冷却后作为产品送出装置。第三节 主要设备选择一、主要设备选择（一）重油催化裂化装置1、反应再生系统1.1 提升管反应器采用直提升管，下段为预提升段，上段为反应区，各段直径（钢内径）分别为0.98m和1.4m，预提升段内衬150mm隔热耐磨衬里，反应段内衬100mm隔热耐磨衬里。提升管出口设2组粗旋风分离器。1.2 沉降器及汽提段沉降器采用4组PV型单级旋风分离器。2、塔类（1）分馏塔上部塔板（16层）更换为效率高、操作弹性大的新型塔盘。（2）解吸

40、塔下部需更换效率高、操作弹性大的新型塔盘。（3）稳定塔下部需更换效率高、操作弹性大的新型塔盘。二、修改部分主要设备表1、反应器、塔类表3-3-1名 称数量规 格 型 号备注一反应器1提升管反应器1980/1400更新二塔类设备1分馏塔14600改造2解吸塔22200改造3稳定塔32200改造2、泵类表3-3-2编 号名 称泵型号电机型号备 注1P304吸收塔底油泵150Y-75泵更换叶轮2P311AB稳定塔进料泵200AY-75C更换机泵3P308AB稳定汽油泵YB280S-2W电机更换（二）产品精制装置1、现有的液化石油气脱硫抽提塔（T3201）及液化石油气脱硫醇抽提塔（T3301）经核算后尚可满足改造后液化石油气处理量增加的要求，但需对其液体分布器进行改造。2、再生塔（T3203）内JF复合浮阀开孔率扩大为6.7%。3、更换再生塔顶冷凝器（E3203）、碱液加热器（E3