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某催化裂化裝置工程設(shè)計(jì)方案選擇

文檔作者：宮海峰謝恪謙李雅華王佳琨文檔來(lái)源：中國(guó)石油工程建設(shè)公司華東設(shè)計(jì)分公司		點(diǎn) 擊數(shù)：	更新時(shí)間： 2021年03月05日
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石油化工設(shè)計(jì)
Petrochemical Design
某催化裂化裝置工程設(shè)計(jì)方案選擇
宮海峰，謝恪謙，李雅華，王佳琨
(中國(guó)石油工程建設(shè)公司華東設(shè)計(jì)分公司，山東青島266071)
摘要：某煉化公司新建50萬(wàn)t／a催化裂化裝置加工原料大慶油品質(zhì)較好、裝置油漿正常外甩量小、回
煉混合c 比例高達(dá)70％ 、配套氣體分餾裝置設(shè)計(jì)規(guī)模為45萬(wàn)t／a，按常規(guī)催化裂化裝置進(jìn)行設(shè)計(jì)，將面
臨反應(yīng)一再生系統(tǒng)熱量不平衡，需要外補(bǔ)燃料油、氣體分餾裝置低溫?zé)嵩慈笨谳^大等問(wèn)題。為此，本設(shè)計(jì)
采用了產(chǎn)品油漿全部回?zé)挿桨?，?shí)現(xiàn)了反應(yīng)一再生系統(tǒng)熱量平衡，提高了裝置操作靈活性。同時(shí)，設(shè)計(jì)取
消了回?zé)捰拖到y(tǒng)、采用原料油進(jìn)分餾塔底直接換熱、取消部分低溫位物流間換熱，將更多的熱量直接傳遞
給熱媒水的設(shè)計(jì)方案，實(shí)現(xiàn)了簡(jiǎn)化裝置操作流程、降低設(shè)備投資、提高裝置可靠性的目的，為裝置安全長(zhǎng)
周期運(yùn)行創(chuàng)造了條件。
關(guān)鍵詞：催化裂化回?zé)捇旌螩 長(zhǎng)周期
自1965年我國(guó)第一套新型流化催化裂化裝
置開(kāi)工以來(lái)，經(jīng)過(guò)不斷的革新和優(yōu)化，常規(guī)催化裂
化技術(shù)已經(jīng)日趨完善。然而隨著原料油質(zhì)量的不
斷下降，社會(huì)對(duì)汽、柴油產(chǎn)品質(zhì)量要求的不斷提
高，尤其是煉化一體化對(duì)丙烯等低碳烯烴需求的
增加 J，當(dāng)前大多數(shù)催化裂化裝置原料性質(zhì)、工藝
技術(shù)、反應(yīng)產(chǎn)品分布等已經(jīng)與傳統(tǒng)催化裂化裝置
有了較大不同 j。從工程設(shè)計(jì)的角度，如何最大
限度地實(shí)現(xiàn)不同催化裂化工藝技術(shù)的目標(biāo)，同時(shí)
將裝置的投資和運(yùn)行成本降到最低，成為各設(shè)計(jì)
單位面臨的共同課題。針對(duì)某公司新建50萬(wàn)t／a
催化裂化裝置，對(duì)其工程設(shè)計(jì)方案選擇過(guò)程中遇
到的問(wèn)題進(jìn)行分析。
1 項(xiàng)目背景
根據(jù)某公司對(duì)丙烯產(chǎn)品的需求及全廠總加工
流程的安排，本項(xiàng)目采用回?zé)捇旌蟘 的方式提高
丙烯產(chǎn)率。該裝置加工原料為大慶混合常渣50
萬(wàn)t／a，自產(chǎn)C 組分及裝置外購(gòu)混合c 組分共計(jì)
35萬(wàn)t／a。常渣和混合c 分別在不同的提升管反
應(yīng)器中反應(yīng)，反應(yīng)油氣合并一處進(jìn)行后續(xù)分離。
專利商提供的裝置物料平衡見(jiàn)表1所示。受}昆合
c 回?zé)捔枯^大的影響，本裝置反應(yīng)油氣中c 以下
組分，即液化氣組分較多，其配套氣體分餾裝置規(guī)
模達(dá)到45萬(wàn)t／a，低溫位熱量需求較大。
表1 裝置物料平衡
2 工程設(shè)計(jì)方案選擇
2．1 裝置工藝特點(diǎn)分析
與常規(guī)催化裂化裝置相比，本裝置的突出特
點(diǎn)是：首先，裝置混合C 回?zé)捔看?。為了?shí)現(xiàn)多
產(chǎn)低碳烯烴尤其是丙烯，本裝置需要回?zé)?5萬(wàn)t／
a混合C 組分，回?zé)挶壤_(dá)到70％ ，如此高的回
煉比例在國(guó)內(nèi)目前的所有催化裂化裝置中是絕無(wú)
僅有的。其次，裝置油漿正常外甩量小。根據(jù)專
利商提供的基礎(chǔ)設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)，本裝置正常情況僅外
收稿日期：2015—01—08。
作者簡(jiǎn)介：宮海峰，男，2010年畢業(yè)于中國(guó)石油大學(xué)
(華東)化學(xué)工藝專業(yè)，碩士，工程師，主要從事催化裂
化工藝設(shè)計(jì)工作。聯(lián)系電話：0532—80950695；E—
mail：gonghaifeng@ cnpccei．cn
· 18 · 石油化工設(shè)計(jì) 2016年第1期(第33卷)
甩1．13 t／h的產(chǎn)品油漿。
2．2 工程設(shè)計(jì)方案選擇
2．2．1 產(chǎn)品油漿全回?zé)?
根據(jù)專利商提供的基礎(chǔ)數(shù)據(jù)，如果按照常規(guī)
催化裂化裝置設(shè)計(jì)，本裝置需要設(shè)置回?zé)捰凸?、?
煉油泵，同時(shí)設(shè)置直徑為DN20mm的產(chǎn)品油漿外
甩管線。然而由于本裝置高比例的混合c 回?zé)?
需要消耗大量的汽化熱和反應(yīng)熱，計(jì)算結(jié)果表明，
再生器燒焦產(chǎn)生的熱量不足以滿足反應(yīng)所需要的
熱量，需要補(bǔ)充部分燃燒油。同時(shí)，考慮到本裝置
地位于我國(guó)東北地區(qū)、裝置規(guī)模較小、加工原料大
慶油品質(zhì)較好等因素，決定取消油漿外甩，將原外
甩油漿全部回?zé)挕?
由于油漿組分在提升管內(nèi)反應(yīng)主要是生成了
焦炭，因此選擇油漿全回?zé)捔鞒?，正常情況油漿不
外甩，可以提高焦炭產(chǎn)率。攜帶了更多焦炭的催
化劑在再生器內(nèi)完成再生，將產(chǎn)生更多熱量，有利
于反再系統(tǒng)的熱量平衡。計(jì)算結(jié)果表明，油漿全
回?zé)捄蠓磻?yīng)再生系統(tǒng)熱量可以實(shí)現(xiàn)平衡，并且可
以產(chǎn)生約10 t／h中壓蒸汽，這對(duì)于提高催化裂化
裝置操作的靈活性非常有利。同時(shí)，取消正常情
況下油漿外甩，還徹底解決了由于外甩油漿溫度
高、比重大、含有催化劑顆粒，小管線極易發(fā)生結(jié)
垢、堵塞而帶來(lái)的東北地區(qū)冬季保溫伴熱問(wèn)題。
考慮到油漿全部回?zé)?，為?jiǎn)化流程，將原回?zé)?
油直接從分餾塔底部抽出，與回?zé)捰蜐{一起返回
提升管進(jìn)行回?zé)?。因此，可取消回?zé)捰凸?、回?zé)捰?
泵等高溫設(shè)備，進(jìn)而降低了投資，消除了其易發(fā)生
故障的問(wèn)題，提高了裝置安全可靠性。
2，2．2 原料油直接換熱
常規(guī)催化裂化裝置原料油一般需要先后與頂
循環(huán)油、輕柴油、分餾一中油、分餾二中油、循環(huán)油
漿等物流或其中部分物流進(jìn)行間接換熱。對(duì)于本
裝置產(chǎn)品油漿全回?zé)挼奶厥馇闆r，常規(guī)催化裂化
裝置原料油的換熱流程顯得過(guò)于復(fù)雜，為此制定
了將裝置外來(lái)的120 qC原料油經(jīng)原料油泵加壓后
分為兩路，一路經(jīng)由油漿下返塔返回線進(jìn)入分餾
塔底部，另一路與循環(huán)油漿泵后回?zé)捰秃突責(zé)捰?
漿混合直接換熱的方案。原料油與回?zé)捰秃突責(zé)?
油漿直接混合對(duì)分餾塔中段取熱量沒(méi)有任何影
響，卻降低了分餾塔底油漿的溫度、粘度和催化劑
固含率，有利于減緩油漿系統(tǒng)結(jié)焦、堵塞現(xiàn)象 ；
縮小了油漿蒸汽發(fā)生器換熱溫差，有利于降低該
換熱器管板溫差應(yīng)力，進(jìn)而降低其開(kāi)裂的概率 ；
同時(shí)，原料油從油漿上返塔返回線進(jìn)入分餾塔，提
高了人字擋板上方油漿噴淋密度，有利于油氣中
催化劑顆粒的洗滌。最大程度簡(jiǎn)化了原料油換熱
流程，減少了設(shè)備投資。
2．2．3 簡(jiǎn)化低溫位物流換熱流程
常規(guī)催化裂化裝置產(chǎn)生的低溫?zé)嵛锪魅珥斞?
環(huán)油、熱水等，常用作其配套氣分裝置的重沸器熱
源，并可以滿足需求。然而由于本裝置配套氣分
裝置規(guī)模較大，并且反應(yīng)器操作壓力較低(0．14
MPa，表壓)，低溫?zé)嵛锪鳒匚惠^低，其氣分裝置低
溫?zé)崛笨诩s36．4 GJ／h，需要用低壓蒸汽補(bǔ)充。
綜合考慮本裝置配套氣分裝置低溫?zé)嵩慈笨?
較大，且下游裝置需要熱進(jìn)料等因素，提出盡量減
少頂循環(huán)油、輕柴油、穩(wěn)定汽油與工藝物流的換
熱，將更多的熱量直接傳遞給熱水，簡(jiǎn)化低溫位物
流換熱流程的方案。該方案的具體換熱流程詳見(jiàn)
圖1、圖2和圖3。
在該換熱流程中，從氣分裝置返回的70 qC熱
水先與回?zé)扖 換熱，溫度降至65 。既實(shí)現(xiàn)了
回?zé)抍 的汽化，又降低了熱水的來(lái)水溫度，為最
大限度回收催化裝置低溫位熱量創(chuàng)造了條件。經(jīng)
過(guò)與頂循環(huán)油、穩(wěn)定汽油、輕柴油及分餾一中油換
熱，熱水溫度升至77．2℃ 返回?zé)崴?，由約13．6 t
低壓蒸汽加熱至90 后供氣體分餾裝置用。輕
柴油77℃ 進(jìn)入下游柴油加氫裝置，穩(wěn)定汽油78
℃進(jìn)入下游汽油加氫裝置，自吸收塔底來(lái)的56 cc
富吸收油不經(jīng)過(guò)換熱直接返回分餾塔。如果較冷
的富吸收油分配效果不佳，可能會(huì)造成返塔處較
輕油氣組分返混，進(jìn)而影響分離效率。為此，本裝
置配合油氣接觸效率更高的填料分餾塔，采用了
特殊設(shè)計(jì)的富吸收油返回分配器，以保證富吸收
油在分餾塔內(nèi)的均勻分配。
該流程在保證充分回收裝置的低溫位熱源的
前提下，取消了常規(guī)催化裂化裝置中普遍設(shè)置的
輕柴油一原料油換熱器、輕柴油一富吸收油換熱
器等多臺(tái)換熱器，降低了設(shè)備投資。
2016年第1期(第33卷) 宮海峰等．某催化裂化裝置工程設(shè)計(jì)方案選擇
熱水自氣分裝置來(lái)
回?zé)抍
穩(wěn)定汽油一熱水換熱器
圖1 低溫位物流換熱流程示意
貧吸收油冷卻器
輕柴油自輕柴油泵來(lái)
穩(wěn)定汽油自穩(wěn)定塔底
輕柴油一熱水換熱器
圖2 輕柴油換熱流程示意
貧吸收油至再吸收塔
輕柴油至柴油加氫裝置
圖3 穩(wěn)定汽油換熱流程示意
綜上所述，與常規(guī)催化裂化裝置相比，本裝置
減少了輕柴油一原料油換熱器、輕柴油一富吸收
油換熱器等設(shè)備，尤其減少了回流油罐、回?zé)捰?
泵、原料油一循環(huán)油漿換熱器等高溫設(shè)備，簡(jiǎn)化了
裝置操作流程，經(jīng)初步估算可降低設(shè)備投資110余
萬(wàn)元；受益于原料油進(jìn)入分餾塔底與油漿直接換熱
流程，本裝置油漿系統(tǒng)溫度、油漿粘度、催化劑固含
率均較小，降低了整個(gè)油漿系統(tǒng)結(jié)焦，設(shè)備故障的
可能性，為裝置安全長(zhǎng)周期運(yùn)行創(chuàng)造了條件。
水至氣分裝置
穩(wěn)定汽油至汽油加氫裝置
補(bǔ)充吸收劑至吸收塔
卻器
參考文獻(xiàn)：
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(上接第16頁(yè))
表4 2015年標(biāo)定期間能耗與2014年能耗對(duì)比
時(shí)間 加工量／t 能耗(標(biāo)油)／(kg·t )
2014拒 719 546 34．8l
標(biāo)定期間 6 325 25．14
5 存在問(wèn)題與建議
1)高負(fù)荷(接近90 t／h)下的瓶頸問(wèn)題，一個(gè)
是C 外送不順暢；另一個(gè)是一段反應(yīng)循環(huán)泵兼二
段反應(yīng)進(jìn)料泵(PB一701A／S)超負(fù)荷，需要開(kāi)雙
泵，增加了能耗。設(shè)計(jì)中對(duì)這兩組機(jī)泵的負(fù)荷變
化情況考慮不足。
2)由于高溫管線熱損失大，建議使用保溫效
果更好的保溫材料包覆，可以取得更好的節(jié)能效
果。比如，目前EB一765N用高壓蒸汽加熱，只讓
物料升高了4～5℃ ，但EB一765N至RB一760之
間不到20 m的管道，溫度就下降了8～10℃ 。如
果選用隔熱更好的保溫材料可以大幅度降低熱損
失，可以靠物料自身?yè)Q熱滿足生產(chǎn)，完全停用高壓
蒸汽加熱器。
3)TB一720塔底物料給TB一770進(jìn)料預(yù)熱，
取得預(yù)期效果，但TB一720塔底物料經(jīng)EB一766N
給TB一770進(jìn)料預(yù)熱后，混合c 物料也只是從
137℃降低到128℃ ，熱能還沒(méi)有充分利用。建議
再增加1個(gè)換熱器，用這股128℃的混合c 物料
給65～83℃的TB一710塔進(jìn)料進(jìn)行加熱，進(jìn)一步
降低TB一710的中壓蒸汽消耗。

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