CN111187641B - 一种催化裂化装置和加氢装置联合节能工艺流程 - Google Patents
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Abstract
本发明属于石油化工技术领域，公开了一种催化裂化装置和加氢装置联合节能工艺流程。本繁发明工艺流程在原有催化裂化装置及工艺流程上作如下改进：将再吸收塔底富柴油由原来的进主分馏塔回炼，改为直接进催柴加氢裂解装置，并取消原贫柴油～富柴油换热器，其它管线流程不变。本发明工艺流程关停了催化裂化装置富柴油回炼流程，未经回炼处理的富柴油即使含有一定量的汽油及LPG组分，也不会影响联合装置的物料平衡，将出自催化再吸收塔底的富柴油直接送加氢裂解，这样不但可以省去催化的富柴油流程，降低主分馏塔的加工负荷，还基本不影响下游加氢，具备显著的创新意义。
Description
技术领域
本发明属于石油化工技术领域，具体涉及一种催化裂化装置和加氢装置联合节能工艺流程。
背景技术
催化裂化是石油二次加工的主要方法之一，是在高温和催化剂的作用下使重质馏分油发生裂化反应，转变为汽油、柴油和裂化气的过程。它由反应再生、分馏、吸收稳定和烟气能量回收四部分组成。其中吸收稳定包括凝缩油罐、吸收塔、再吸收塔、解吸塔和稳定塔，再吸收的目的是借助柴油二次吸附出自吸收塔顶的贫气，以使干气产品中≥C3组分的含量≤3％mol，从而最大限度的得到液态烃(liquefied petroleum gas,LPG)产品。
柴油是催化裂化的主要产品之一，但由于富含芳烃，其十六烷值低、密度大，需二次加氢，以饱和芳烃，提高十六烷值，降低密度和硫含量，并伴随产生少量汽油、LPG和干气。可见，催柴是中间料，于催化是产品，于加氢则是原料，即使含有一定量的汽油及LPG组分，也不会影响联合装置的物料平衡。那能否将出自催化再吸收塔底的富柴油直接送加氢裂解呢？这样不但可以省去催化的富柴油流程，降低主分馏塔的加工负荷，还基本不影响下游加氢，本发明正是基于这种考虑提出来的。
发明内容
为解决现有催化裂化装置吸收稳定系统富柴油返回主分馏塔回炼，造成流程复杂、主分馏塔加工量大的缺点，本发明的目的在于提供一种催化裂化装置和加氢装置联合节能工艺流程。该工艺流程直接将催化富柴油直接送下游加氢裂解装置。
本发明目的通过以下技术方案实现：
一种催化裂化装置和加氢装置联合节能工艺流程，在原有催化裂化装置及工艺流程上作如下改进：
将再吸收塔底富柴油由原来的进主分馏塔回炼，改为直接进催柴加氢裂解装置，并取消原贫柴油～富柴油换热器，其它管线流程不变。
进一步地，所述催化裂化装置和加氢装置联合节能工艺流程具体如下：
来自反应单元的反应油气进入主分馏塔1的人字挡板下部，自下而上与从人字挡板上方下流的275℃循环油浆逆流接触，被洗涤和脱过热后进入分馏部分，经分馏依次得到回炼油、柴油、粗汽油和气体，过剩热则由塔顶冷却系统、顶循环回流、一中段回流和油浆循环回流取走；
主分馏塔1塔顶气体经分馏塔顶油气～热水换热器2、空气冷却器3、循环水冷却器4冷至40℃进入气液分离罐5，分出不凝气和凝结粗汽油，不凝气进富气压缩机6/1、6/2压缩至1.5MPag，在与解吸塔27塔顶气、经吸底油泵23泵入的吸收塔20塔底油、压缩机一级出口气液分离罐18罐底油混合及压缩机一级出口循环水冷却器17、空气冷却器19和循环水冷却器21冷却后，40℃进凝缩油罐22，凝结粗汽油则经粗汽油泵7加压后送往吸收稳定部分的吸收塔20顶部；
侧线柴油从主分馏塔1第16层自流入柴油汽提塔8，汽提后由贫柴油泵9抽出，送至贫柴油～原料换热器10、贫柴油～热水换热器12和空气冷却器13依次与原料、热水、冷空气换热至50℃，然后分成产品柴油和贫柴油，产品柴油进催柴加氢裂解装置原料缓冲罐，贫柴油进一步经循环水冷却器14冷却至40℃，然后由再吸收塔贫柴油泵15送往再吸收塔25顶部；
吸收塔20操作压力1.4MPag，从凝缩油罐22来的气体进入下部，从主分馏塔来的粗汽油及从稳定塔来的作为补充吸收剂的稳定汽油进入顶部，它们逆流接触，完成传质和传热，中间循环水冷却器则帮助实现热平衡；从吸收塔20塔顶出来的贫气送再吸收塔25底部，与贫柴油逆流接触，以吸收其携带的≥C3组分，产品干气从塔顶排出，塔底富柴油直接进催柴加氢裂解装置原料缓冲罐；
凝缩油自凝缩油罐22出来经解吸塔进料泵24加压后，经过凝缩油～稳定汽油换热器26与稳定汽油换热到50℃进解吸塔27上部，解吸塔塔底重沸器28和29分别由主分馏塔一中回流及1.0MPa蒸汽供热，解吸塔中间重沸器37由稳定汽油二次供热，解吸塔塔底脱乙烷汽油则经脱乙烷汽油～稳定汽油换热器30与稳定汽油换热至145℃进入稳定塔31，稳定塔塔底重沸器32由主分流塔二中回流供热，LPG轻组分从塔顶馏出，经空气冷却器33冷凝冷却到40℃进入稳定塔顶气液分液罐34，液化气一部分经稳定塔顶回流泵35加压作为冷回流，一部分经液化气产品泵36加压送作为产品出装置；塔底稳定汽油则依次经脱乙烷汽油～稳定汽油换热器30、解吸塔中间重沸器37、除氧水换热器38、凝缩油～稳定汽油换热器26、空气冷却器39，循环水冷却器40冷却至40℃，然后分成两路，一路经补充吸收剂泵41提压作为补充吸收剂送吸收塔，另一路作为产品稳定汽油出装置。
本发明的工艺流程具有如下优点及有益效果：
(1)关停了催化裂化装置富柴油回炼流程，未经回炼处理的富柴油即使含有一定量的汽油及LPG组分，也不会影响联合装置的物料平衡，将出自催化再吸收塔底的富柴油直接送加氢裂解，这样不但可以省去催化的富柴油流程，降低主分馏塔的加工负荷，还基本不影响下游加氢，具备显著的创新意义。
(2)本发明的工艺流程减小了催化裂化装置主分馏塔处理量，降低了塔顶气冷却负荷和富气压缩负荷。
(3)本发明的工艺流程增加了催化裂化装置主分馏塔顶循热输出。
附图说明
图1为本发明对比例的工艺流程图(现有催化裂化分馏和吸收稳定系统)；
图2为本发明实施例的工艺流程图。
图中编号说明如下：1-主分馏塔；2-分馏塔顶油气～热水换热器；3-空气冷却器；4-循环水冷却器；5-气液分离罐；6-富气压缩机；7-粗汽油泵；8-柴油汽提塔；9-贫柴油泵；10-贫柴油～原料换热器；11-贫柴油～富柴油换热器；12-贫柴油～热水换热器；13-空气冷却器；14-循环水冷却器；15-再吸收塔贫柴油泵；16-催柴加氢裂解装置原料缓冲罐；17-压缩机一级出口循环水冷却器；18-压缩机一级出口气液分离罐；19-空气冷却器；20-吸收塔；21-循环水冷却器；22-凝缩油罐；23-吸底油泵；24-解吸塔进料泵；25-再吸收塔；26-凝缩油～稳定汽油换热器；27-解吸塔；28-解吸塔底重沸器；29-解吸塔底重沸器；30-脱乙烷汽油～稳定汽油换热器；31-稳定塔；32-稳定塔底重沸器；33-空气冷却器；34-稳定塔顶气液分离罐；35-稳定塔顶回流泵；36-液化气产品泵；37-解吸塔中间重沸器；38-除氧水换热器；39-空气冷却器；40-循环水冷却器；41-补充吸收剂泵。
具体实施方式
下面结合实施例及附图对本发明作进一步详细的描述，但本发明的实施方式不限于此。
对比例
本对比例为现有催化裂化分馏和吸收稳定系统，其工艺流程图如图1所示。
具体流程如下：
来自反应单元的反应油气进入主分馏塔1的人字挡板下部，自下而上与从人字挡板上方下流的275℃循环油浆逆流接触，被洗涤和脱过热后进入分馏部分，经分馏依次得到回炼油、柴油、粗汽油和气体，过剩热则由塔顶冷却系统、顶循环回流、一中段回流和油浆循环回流取走；
主分馏塔1塔顶气体经分馏塔顶油气～热水换热器2、空气冷却器3、循环水冷却器4冷至40℃进入气液分离罐5，分出不凝气和凝结粗汽油，不凝气进富气压缩机6/1、6/2压缩至1.5MPag，在与解吸塔27塔顶气、经吸底油泵23泵入的吸收塔20塔底油、压缩机一级出口气液分离罐18罐底油混合及压缩机一级出口循环水冷却器17、空气冷却器19和循环水冷却器21冷却后，40℃进凝缩油罐22，凝结粗汽油则经粗汽油泵7加压后送往吸收稳定部分的吸收塔20顶部；
侧线柴油从主分馏塔1第16层自流入柴油汽提塔8，汽提后由贫柴油泵9抽出，送至贫柴油～原料换热器10、贫柴油～富柴油换热器11、贫柴油～热水换热器12和空气冷却器13依次与原料、富柴油、热水、冷空气换热至50℃，然后分成产品柴油和贫柴油，产品柴油进催柴加氢裂解装置原料缓冲罐，贫柴油进一步经循环水冷却器14冷却至40℃，然后由再吸收塔贫柴油泵15送往再吸收塔25顶部；
吸收塔20操作压力1.4MPag，从凝缩油罐22来的气体进入下部，从主分馏塔来的粗汽油及从稳定塔来的作为补充吸收剂的稳定汽油进入顶部，它们逆流接触，完成传质和传热，中间循环水冷却器则帮助实现热平衡；从吸收塔20塔顶出来的贫气送再吸收塔25底部，与贫柴油逆流接触，以吸收其携带的≥C3组分，产品干气从塔顶排出，塔底富柴油则经贫柴油～富柴油换热器11换热至约120℃返回主分馏塔1回炼；
凝缩油自凝缩油罐22出来经解吸塔进料泵24加压后，经过凝缩油～稳定汽油换热器26与稳定汽油换热到50℃进解吸塔27上部，解吸塔塔底重沸器28和29分别由主分馏塔一中回流及1.0MPa蒸汽供热，解吸塔中间重沸器37由稳定汽油二次供热，解吸塔塔底脱乙烷汽油则经脱乙烷汽油～稳定汽油换热器30与稳定汽油换热至145℃进入稳定塔31，稳定塔塔底重沸器32由主分流塔二中回流供热，LPG轻组分从塔顶馏出，经空气冷却器33冷凝冷却到40℃进入稳定塔顶气液分液罐34，液化气一部分经稳定塔顶回流泵35加压作为冷回流，一部分经液化气产品泵36加压送作为产品出装置；塔底稳定汽油则依次经脱乙烷汽油～稳定汽油换热器30、解吸塔中间重沸器37、除氧水换热器38、凝缩油～稳定汽油换热器26、空气冷却器39，循环水冷却器40冷却至40℃，然后分成两路，一路经补充吸收剂泵41提压作为补充吸收剂送吸收塔，另一路作为产品稳定汽油出装置。
实施例
本实施例一种催化裂化装置和加氢装置联合节能工艺流程，在原有催化裂化装置及工艺流程上作如下改进：
将再吸收塔底富柴油由原来的进主分馏塔回炼，改为直接进催柴加氢裂解装置原料缓冲罐，并取消原贫柴油～富柴油换热器11，其它管线流程不变。
其工艺流程图如图2所示，具体工艺流程如下：
来自反应单元的反应油气进入主分馏塔1的人字挡板下部，自下而上与从人字挡板上方下流的275℃循环油浆逆流接触，被洗涤和脱过热后进入分馏部分，经分馏依次得到回炼油、柴油、粗汽油和气体，过剩热则由塔顶冷却系统、顶循环回流、一中段回流和油浆循环回流取走；
主分馏塔1塔顶气体经分馏塔顶油气～热水换热器2、空气冷却器3、循环水冷却器4冷至40℃进入气液分离罐5，分出不凝气和凝结粗汽油，不凝气进富气压缩机6/1、6/2压缩至1.5MPag，在与解吸塔27塔顶气、经吸底油泵23泵入的吸收塔20塔底油、压缩机一级出口气液分离罐18罐底油混合及压缩机一级出口循环水冷却器17、空气冷却器19和循环水冷却器21冷却后，40℃进凝缩油罐22，凝结粗汽油则经粗汽油泵7加压后送往吸收稳定部分的吸收塔20顶部；
侧线柴油从主分馏塔1第16层自流入柴油汽提塔8，汽提后由贫柴油泵9抽出，送至贫柴油～原料换热器10、贫柴油～热水换热器12和空气冷却器13依次与原料、热水、冷空气换热至50℃，然后分成产品柴油和贫柴油，产品柴油进催柴加氢裂解装置原料缓冲罐，贫柴油进一步经循环水冷却器14冷却至40℃，然后由再吸收塔贫柴油泵15送往再吸收塔25顶部；
吸收塔20操作压力1.4MPag，从凝缩油罐22来的气体进入下部，从主分馏塔来的粗汽油及从稳定塔来的作为补充吸收剂的稳定汽油进入顶部，它们逆流接触，完成传质和传热，中间循环水冷却器则帮助实现热平衡；从吸收塔20塔顶出来的贫气送再吸收塔25底部，与贫柴油逆流接触，以吸收其携带的≥C3组分，产品干气从塔顶排出，塔底富柴油直接进催柴加氢裂解装置原料缓冲罐；
凝缩油自凝缩油罐22出来经解吸塔进料泵24加压后，经过凝缩油～稳定汽油换热器26与稳定汽油换热到50℃进解吸塔27上部，解吸塔塔底重沸器28和29分别由主分馏塔一中回流及1.0MPa蒸汽供热，解吸塔中间重沸器37由稳定汽油二次供热，解吸塔塔底脱乙烷汽油则经脱乙烷汽油～稳定汽油换热器30与稳定汽油换热至145℃进入稳定塔31，稳定塔塔底重沸器32由主分流塔二中回流供热，LPG轻组分从塔顶馏出，经空气冷却器33冷凝冷却到40℃进入稳定塔顶气液分液罐34，液化气一部分经稳定塔顶回流泵35加压作为冷回流，一部分经液化气产品泵36加压送作为产品出装置；塔底稳定汽油则依次经脱乙烷汽油～稳定汽油换热器30、解吸塔中间重沸器37、除氧水换热器38、凝缩油～稳定汽油换热器26、空气冷却器39，循环水冷却器40冷却至40℃，然后分成两路，一路经补充吸收剂泵41提压作为补充吸收剂送吸收塔，另一路作为产品稳定汽油出装置。
下面以某480万吨/年催化裂化装置为例，说明对比例和实施例的主要操作情况。
表1是对比例和实施例的主分馏塔回流取热情况。
表1对比例和实施例主分馏塔回流取热情况
表2是对比例和实施例的富气压缩机运行情况。
表2对比例和实施例富气压缩机运行情况
*基于等熵压缩效率75％；
表3是对比例和实施例的富气冷却负荷。
表3对比例和实施例富气冷却负荷
表4是对比例和实施例的吸收塔中间冷却负荷。
表4对比例和实施例吸收塔中间冷却负荷
表5是对比例和实施例的补充吸收剂流量。
表5对比例和实施例补充吸收剂流量
表6是对比例和实施例解吸塔再沸器运行情况。
表6对比例和实施例解吸塔再沸器运行情况
表7是对比例和实施例稳定塔能耗情况。
表7对比例和实施例稳定塔能耗行情况
从表1至表7可以看出，相比对比例，实施例：
1、主分馏塔塔顶冷凝负荷下降34×104kcal/h、降幅0.47％；
2、富气压缩机功耗下降145.5kw、降幅2.52％，折驱动透平3.5MPa蒸汽消耗减少0.27t/h；
3、主分馏塔顶循多取热254×104kcal/h，使气分装置节省1.0MPa蒸汽4.6t/h；
4、解吸塔减少再沸负荷34×104kcal/h(折1.0MPa蒸汽0.62t/h)、降幅1.65％；
5、稳定塔减少再沸负荷4.9×104kcal/h(折当量3.5MPa蒸汽0.11t/h)、降幅0.19％；
合计实施例节省蒸汽5.6t/h，基于蒸汽单价180元/t、装置年运行8400小时计算，实施例较比较例降低能耗成本847万元/年。
上述实施例为本发明较佳的实施方式，但本发明的实施方式并不受上述实施例的限制，其它的任何未背离本发明的精神实质与原理下所作的改变、修饰、替代、组合、简化，均应为等效的置换方式，都包含在本发明的保护范围之内。
Claims (1)
1.一种催化裂化装置和加氢装置联合节能工艺流程，其特征在于，在原有催化裂化装置及工艺流程上作如下改进：将再吸收塔底富柴油由原来的进主分馏塔回炼，改为直接进催柴加氢裂解装置，并取消原贫柴油～富柴油换热器，其它管线流程不变；
所述催化裂化装置和加氢装置联合节能工艺流程具体如下：
来自反应单元的反应油气进入主分馏塔(1)的人字挡板下部，自下而上与从人字挡板上方下流的275℃循环油浆逆流接触，被洗涤和脱过热后进入分馏部分，经分馏依次得到回炼油、柴油、粗汽油和气体，过剩热则由塔顶冷却系统、顶循环回流、一中回流和油浆循环回流取走；主分馏塔(1)塔顶气体经分馏塔顶油气～热水换热器(2)、空气冷却器、循环水冷却器冷至40℃进入气液分离罐(5)，分出不凝气和凝结粗汽油，不凝气进两个富气压缩机压缩至1.5MPag，在与解吸塔(27)塔顶气、经吸底油泵(23)泵入的吸收塔(20)塔底油、压缩机一级出口气液分离罐(18)罐底油混合及压缩机一级出口循环水冷却器、空气冷却器和循环水冷却器冷却后，40℃进凝缩油罐(22)，凝结粗汽油则经粗汽油泵(7)加压后送往吸收稳定部分的吸收塔(20)顶部；侧线柴油从主分馏塔(1)第16层自流入柴油汽提塔(8)，汽提后由贫柴油泵(9)抽出，送至贫柴油～原料换热器(10)、贫柴油～热水换热器(12)和空气冷却器依次与原料、热水、冷空气换热至50℃，然后分成产品柴油和贫柴油，产品柴油进催柴加氢裂解装置，贫柴油进一步经循环水冷却器冷却至40℃，然后由再吸收塔贫柴油泵(15)送往再吸收塔(25)顶部；吸收塔(20)操作压力1.4MPag，从凝缩油罐(22)来的气体进入下部，从主分馏塔来的粗汽油及从稳定塔来的作为补充吸收剂的稳定汽油进入顶部，它们逆流接触，完成传质和传热，中间循环水冷却器则帮助实现热平衡；从吸收塔(20)塔顶出来的贫气送再吸收塔(25)底部，与贫柴油逆流接触，以吸收其携带的≥C3组分，产品干气从塔顶排出，塔底富柴油直接进催柴加氢裂解装置；凝缩油自凝缩油罐(22)出来经解吸塔进料泵(24)加压后，经过凝缩油～稳定汽油换热器(26)与稳定汽油换热到50℃进解吸塔(27)上部，两个解吸塔塔底重沸器分别由主分馏塔一中回流及1.0MPa蒸汽供热，解吸塔中间重沸器(37)由稳定汽油二次供热，解吸塔塔底脱乙烷汽油则经脱乙烷汽油～稳定汽油换热器(30)与稳定汽油换热至145℃进入稳定塔(31)，稳定塔塔底重沸器(32)由主分馏塔二中回流供热，LPG轻组分从塔顶馏出，经空气冷却器冷凝冷却到40℃进入稳定塔顶气液分液罐(34)，液化气一部分经稳定塔顶回流泵(35)加压作为冷回流，一部分经液化气产品泵(36)加压送作为产品出装置；塔底稳定汽油则依次经脱乙烷汽油～稳定汽油换热器(30)、解吸塔中间重沸器(37)、除氧水换热器(38)、凝缩油～稳定汽油换热器(26)、空气冷却器，循环水冷却器冷却至40℃，然后分成两路，一路经补充吸收剂泵(41)提压作为补充吸收剂送吸收塔，另一路作为产品稳定汽油出装置。
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