350万吨年催化装置

2
3 4 5 6 7 8 9 10 11 12
循环水
凝结水 除盐水 污水 电力 1.0MPa蒸汽 3.5MPa蒸汽 燃料气 净化压缩空气 非净化压缩空气 氮气
t/t
t/t t/t t/t kWh/t t/t t/t m3n/t m3n/t m3n/t m3n/t
15.511
0 0.749 0.031 5.874 -0.034 -0.44 8.19 8.101 2.794 0.151
4.19
329.29 96.3 46.05 10.89 3182 3684 29.31 1.59 1.17 6.28
64.99
0 72.13 1.44 63.97 -108.98 -1621.11 240.06 12.88 3.27 0.95
1.55
0.0000 1.73 0.03 1.53 -2.61 -38.78 5.74 0.31 0.08 0.02
13
14 15 16
焦炭
低温热回收 原料油带入热 顶循给气分装置供热 合计
t/t
0.085
t/h
MJ/h MJ/h MJ/h
34.25
-64854 52559 -35801
MJ/t
39775
3380.88
-160.96 130.45 -88.86 1991.28
80.88
-3.85 3.12 -2.13 47.64
再生线路 推动力 1 R102顶压 稀相静压 二密相静压 再生斜管静压 合计 阻力 R101顶压（绝） 粗旋压降 提升管总压降 再生滑阀压降 合计 0.36 0.0099 0.062 0.0451 0.477 0.39 0.00169 0.0084 0.077 0.47709
主要工艺流程
1. 2. 3. 4. 5. 6. 反应再生系统 分馏系统 吸收稳定系统 主风和烟气能量回收系统 余热锅炉系统 气压机系统
t/h
t/h t/h t/h kWh/h t/h t/h m3n/h m3n/h m3n/h m3n/h
6249.5
0 301.8 12.6 2366.9 -13.8 -177.3 3300 3264 1125.6 60.84
MJ/t
MJ/t MJ/t MJ/t MJ/kWh MJ/t MJ/t MJ/m3n MJ/m3n MJ/m3n MJ/m3n
III催化裂化装置
装置简介
• 装置设计规模：350*104 t/a，操作弹性：60%-110%。 • 装置的运转时数为每年8400小时，装置运转周期达到3年 以上1修。 • 反应部分采用石油化工科学研究院的MIP专利技术，再生 部分采用洛阳石油化工工程公司的快速床+湍流床烟气串 联再生专利技术。 • 催化裂化装置由反应再生系统、主风机组及烟气能量回收 系统、增压机组、分馏及吸收稳定系统、气压机组、余热 回收系统。 • 催化装置设计进料为10.22%的Ⅱ常减压轻蜡油、2.92%的 Ⅱ常减压重蜡油、6.64%Ⅱ常减压减压渣油、35.12%加氢 蜡油及45.10%加氢重油组成。
性质
单位
II蒸馏 轻蜡油
II蒸馏 重蜡油
II蒸馏 减压渣油
加氢蜡油
加氢重油*
平均
组成
%
10.22
2.92
6.64
35.12
45.10
100.0
馏程
℃
365～530
530～560
>560
>350
>350
密度(20℃) 硫 氮 康氏残炭 镍 钒 Ni+V
g/cm3 wt% ppm wt% ppm ppm ppm
～0.93 0.26 ～1809 3.91 ～9.14 ～3.52 12.66
产品流向
• • • • • • 干气 液态烃 稳定汽油 柴油 油浆 酸性水 IV硫磺干气脱硫 IV硫磺液态烃脱硫 汽油脱硫醇 柴油加氢 罐区 污水汽提
公用工程
项目 电 1.0MPa蒸汽 3.5MPa蒸汽 新鲜水 循环水 除盐水 净化空气 非净化空气 氮气 燃料气 单位 kW.h/h t/h t/h t/h t/h t/h m3n/min m3n/min m3n/h m3n/h 消耗量 1988.2 -13.8 -177.3 10.6 6249.3 301.4 54.4 18.76 60.84 3330 输出 输出 备注
290.00
烟气CO2，v%
13.20
二再稀相温度℃
690.00
比热计算
N2比热Kcal/KgK
0.2527
O2比热 Kcal/KgK
0.2288
CO比热 Kcal/KgK
0.2675
CO2比热 Kcal/KgK
0.3437
H2O比热 Kcal/KgK
0.4684
主风比热Kcal/KgK
0.2471
装置设计能耗
消耗量 序 号 1 1 新鲜水 项目 单位消耗 单位 2 3 t/t 耗量 4 0.026 小时消耗 单位 5 t/h 耗量 6 10.6 燃料低热值 能耗指标 单位 7 MJ/t 耗量 8 6.28 9 0.17 10.00 0.0041 或 单位能耗MJ/t 单位能耗 Kg/t标油
压力平衡
待生线路
推动力
1 2 3 4 合计 阻力 1 2 3 4 5 6 合计 再生器顶压 稀相静压 二密相静压 大孔分布板静压 一密相静压 待生分配器 待生滑阀压降 R101顶压（绝） 稀相静压 汽提段静压 待生斜管静压 0.36 0.0002 0.0688 0.064 0.493 0.39 0.0016 0.0158 0.005 0.0113 0.005 0.0643 0.493
密相SO2比热 Kcal/KgK
0.0564
出口SO2比热 Kcal/KgK
0.0559
SO2对数平均比热
0.0562
密相温度K
983.00
平衡剂Al2O3含量%
46.20
烟气出口温度K（修正值） K
963.15
催化剂比热 Mkcal/kgK
2.83847E07
再生器热平衡 SOX mol% N2 +惰性气 mol% 干空气体积比 v% 干空气质量流量kg/h 干空气mol流量kmol/h 干空气体积流量Nm3/h 干烟气摩尔流量kmol/h 2nd O2摩尔流量kmol/h 2nd CO摩尔流量kmol/h 2nd CO2摩尔流量kmol/h 2nd SO2摩尔流量kmol/h 2nd H2O摩尔流量kmol/h 烧C量Kg/hr 烧H量Kg/hr 0.05 83.25 98.12 552519.6 9 19052.40 426228.2 6 18102.17 633.58 0.02 2389.49 8.63 1938.60 28674.05 3915.97 烧S量Kg/hr 总烧焦量 kg/hr 焦炭氢含量 w% 焦炭硫含量 w% 空气/焦炭比 kg/kg 焦炭/空气（v）比 C to CO放出热量Mkcal/h C to CO2放出热量Mkcal/h H to H2O放出热量Mkcal/h S to SOX放出热量Mkcal/h 总燃烧热Mkcal/h 焦炭温升℃ 焦炭带入显热Mcal/h 空气温升℃ 空气带入显热Mkcal/h 277.17 32867.19 11.91 0.84 16.81 0.0771 0.0005 224.61 112.05 0.61 337.28 694.40 11.41 194.40 26.54 总带入热 Mkcal/h 烟气温升℃ O2带出热 Mkcal/h CO带出热 Mkcal/h CO2带出热 Mkcal/h SO2带出热 Mkcal/h H2O带出热 Mkcal/h N2/惰带出热 Mkcal/h 烟气总带出热Mkcal/h 焦炭脱吸热Mkcal/h 热损失Mkcal/h R102净供热Mcal/h R102密相温升℃ R102/R101温差℃ 催化剂循环量t/h 平均剂/油比t/t 375.23 674.40 3.1279 0.0001 24.3737 0.0210 11.0335 71.9575 110.5136 17.4387 16.8638 230.41 694.40 320.00 2536.71 6.10
装置物料平衡
设计值
序号
一 1 2 3 4 5
物料名称
原料 II蒸馏轻蜡油 II蒸馏重蜡油 II蒸馏减压渣油 加氢蜡油 加氢重油 合计
wt%
kg/h
104t/a
备注
10.22 2.92 6.64 35.12 45.1 100
41179 11762 26750 141512 181714 402917
热量平衡
空气湿含量e1 0.0119 烟气SOX，ppm 477.00
干空气百分比w%
98.82
主风Nm3/hr
434400
烟气出口温度℃（修正值）
690.00
主风入口℃
210.00
进料量 t/hr
416.00
密相温度℃
710.00
烟气O2，v%
3.50
热损失率%
5.00
烟气CO，v%
0.00
再生器顶部压力（表）kPa
• • • • • • • • •
热媒水：从600-HWR-61107-2B3S1(H.60)热水管线进 从600-HWR-61101-2B3S1(H.60)热水管线出装置 0.6MP氮气：从50-N2-50107-2B4S1氮气总管引进 机组气封氮气：从50-N2-50107/1-2B4S1氮气总管引进 1.8MPa氮气：从50-N2-50107/2氮气总管引进 臭氧： 进装置管好待定 净化风：从0202-250-IA-00101净化风管线进装置 非净化风：从0202-200-PA-00201非净化风管线进装置 1.0MPa蒸汽：从400-LS-60401-3B2S1 1.0Mpa蒸汽至自装 置外 • 3.5MPa蒸汽：从450-MS-60601-5H1S1R 3.5Mpa蒸汽至自 装置外
• • • • •
• 使用MIP专用催化剂情况下，汽油馏分的烯 烃体积分数小于18%，丙烯产率大于8%，同 时，保持较高的汽油辛烷值。这在常规FCC 模式下是难以实现的
流程方框图
催化剂循环流化
气压机
反应油气
干气出装置
原料
反再系统
主 风 烟 气
分馏
吸收稳定
LPG去气分
稳定汽油出装置
主风机 烟机能量回收
回炼油 油浆回炼
柴油出装置
油浆出装置
余热锅炉
烟囱
汽提段
二反循环
二密相 外取热 外循环管 二反
一反
烧焦罐
MIP工艺简介
• •
1)将催化裂化反应过程分成两个反应区 。 2)第一反应区以一次裂化反应为主，采用较高的反应强度，即较高的反应 温度和较大的剂油比，裂解较重的原料油并生产较多的烯烃，反应(停留) 时间短。 3)第二反应区主要增加氢转移反应和异构化反应，抑制二次裂化反应，采 用较低的反应温度和较长的反应(停留)时间。 4)第二反应区需要适宜的空层空速，需外引一部分待生平衡剂循环。 5)MIP工艺较常规FCC反应热降低，两器系统过剩热量大。 6)回炼组份(回炼油+油浆)少或没有，汽油回炼量小，或不回炼汽油。 7)轻柴油密度增大，十六烷值偏低 ；油浆质量变差。
34.59 9.88 22.47 118.87 152.64 338.45
二 1 2 3 4 5 6 7
产品 干气 液化石油气 汽油 柴油 油浆 焦炭 损失 合计 3 17.2 41.5 25 4.5 8.5 0.3 100 12088 69302 167210 100729 18131 34248 1209 402917 10.15 58.21 140.46 84.61 15.23 28.77 1.02 338.45
0.90 0.30 995.1 0.02 0.02 0.02 0.03
0.92 0.35 2589.2 0.02 0.02 0.02 0.04
Leabharlann Baidu
0.97 0.45 6669.8 17.97 90.01 12.24 102.25
0.90 0.15 575.0 0.03 0.01 0.01 0.02
～0.942 0.30 2500 ≯6 ～7 ～6 ≯13
公用工程安排
•
•
• • • • • •
开工燃料油、封油（柴油）：从1202-80-SO20610-2B5S1收柴油线进入V-206。 火炬气：排放1202-850-FG-50103-2C3S2R放空 油气至火炬 含硫污水： 从80-SOW-20305-3C3S2R(HWT.30) 含硫污水出装置 燃料气：从1202-200-FG-30109-2B4S1燃料气管 线进装置 新鲜水：从0202-200-FW-00501新鲜水总管引进 循环水：从0202-1300-CW-00301循环冷水线引 进装置， 从0202-1300-HW-00301循环热水线出装置 除盐水：从1202-300-DSW-20701-2B3S1(H.30) 进装置