《油品史文强》PPT课件.ppt

油品加工车间装置概况,单元组成脱碳单元 油洗单元PSA（制氢）单元,加氢单元 中间罐区单元调和罐区单元,简易图,脱碳,净化气,油洗,干气,PSA,加氢,氢气,合成,重质油,中间罐区,蜡,调和,氢气,储运,产品油,LPG,脱碳装置概况,一、装置组成：装置由三大部分组成（1）水洗部分；由水洗塔（T-6504）、脱盐水泵（P-6504A/B）、循环气水洗循环泵（P-6505A/B）组成。（2）吸收部分；由吸收塔（T-6501）、半贫液泵（P-6501A/B）、贫液泵（P-6502A/B）、贫液空冷器（A-6502）、活性炭过滤器（SR-6503/A/B/C）、静态混合器（M-6501）、净化气空冷器（A-6501）、净化气分离器（D-6501）、净化气水洗循环泵（P-6506A/B）组成。（3）变压再生部分；常压再生塔（T-6502）、加压再生塔（T-6503）、富液闪蒸槽（D-6506）、被吸气冷却分离器（D-6507）、贫液闪蒸槽（D-6502）、蒸汽煮沸器（E-6501）、蒸汽煮沸器（E-6502）、再生气喷射器（EJ-6501）、喷射器分离器（D-6508）、再生气空冷器（A-6503A-F）、再生气分离器（D-6503）以及溶液贮槽（D-6504A/B）、地下槽（D-6505）和补液泵（P-6503/A/B/C）组成。,二、工艺原理及特点 本工序需要是处理费托合成循环气体中脱除二氧化碳的生产过程 采用的热钾碱工艺中，CO2的吸收过程是在碳酸钾水溶液中的可逆反应过程，其整个反应过程可表示为：K2CO3+CO2+H2O2KHCO3+Q 系统原料的来源（1）工艺气（F-T合成循环气）；由合成工段送55.252104t/a。（2）脱盐水；由公用工程车间送 1.2696104t/a,本工艺的主要特点如下：变压再生两个塔的压力高低和溶液流量分配的主要依据是供热量多少和品位的高低。本工艺中的操作参数是依据造成加压再生塔与常压再生塔压力差别的可调式亚音速喷射器的设计要求来确定。根据生产负荷，选择可调式亚音速喷射器的操作条件，达到最佳喷射效果，充分利用加压再生塔塔顶解吸出来的CO2再生气去引射常压再生塔，抽吸CO2，降低CO2分压，增大溶液的解吸推动力，从而减少半贫液气提蒸汽的需要量。由于常压再生塔被抽吸，其塔底温度比加压再生塔塔底温度低1525，为了充分利用蒸汽热量，本工艺流程中采用两个煮沸器，蒸汽在加压再生塔塔底煮沸贫液后，仍可去常压再生塔塔底煮沸器加热半贫液，使低品位热能也能用于溶液再生。通过贫液闪蒸槽，将带压的高温贫液从煮沸器获取的热量闪蒸出来，给常压再生塔中半贫液气提使用。由于热量的二次利用，使半贫液再生所需的外供蒸汽量减少。该流程包含加压再生塔的加压闪蒸段和加压汽提段，以及常压再生塔汽提段，其中安装填料或塔板以增加气液传质效率；喷射器必须采用可调式亚音速喷射器，并要求与蒸汽热源条件相匹配。,三、工艺流程说明 35、2.38MPa（G）的合成油循环气从界区外进入水洗塔（T-6504），洗去循环气中的含氧化合物后进入水洗塔（T-6504）顶部的分离器；出分离器的循环气进入被吸气冷却分离器（D-6507）与被吸气换热后，温度升至约90 后进入CO2吸收塔（T-6501）底，在塔内与从塔顶部进塔的100m3/h的冷贫液和150m3/h的热贫液及塔中部进塔的550m3/h的半贫液逆流接触脱除二氧化碳，使塔顶出口净化气中CO2含量降到约1.5%。出CO2吸收塔（T-6501）顶部的净化气进入静态混合器（M-6501）与来自外界的脱盐水和净化气分离器(D-6501)分离的洗涤水进行混合后进入净化气空冷器（A-6501）冷却至40，气液混合相进入净化气分离器（D-6501）分离出洗涤水及少量的轻油后，净化气分两路出系统，一路至合成单元，一路至油洗单元；分离出冷凝水约5t用作净化气洗涤水循环，约1.7t去富液闪蒸槽洗涤富液闪蒸气。从CO2吸收塔T-6501塔底出来的压力2.38MPa（G），温度约105的富液经透平回收能量后，压力降至0.9MPa（G），进入富液闪蒸槽（D-6506）进行一级闪蒸，闪蒸出一部分工艺气体，其中大部分是CO、H2和烃类气体，闪蒸气经从净化气分离器（D-6501）来的1.7m3/h洗涤水洗涤出CO2后送出至合成释放气冷却器（E-6104）前回收利用（并保留进燃料管网的管道）。一级闪蒸后的富液引入加压再生塔（T-6503）顶部的闪蒸段，在0.1MPa（G）压力下进行二级闪蒸，闪蒸气是大部分CO2水汽。闪蒸后的溶液分两部分，其中大部分的（550-750M3/h）溶液经上中部两条管线引入常压再生塔（T-6502）汽提段和塔底煮沸器E-6502，进一步解吸形成半贫液；少部分的（220-250m3/h）溶液则从富液闪蒸段集液盘的降液管流入加压再生塔（T-6503）中部的汽提段及塔底煮沸器（E-6501），充分再生形成贫液。压力0.12MPa（G）、温度约125的贫液出塔经管线进入贫液闪蒸槽（D-6502），,闪蒸出来的0.025MPa（G）、105的汽提蒸汽经管线引入常压再生塔（T-6502）底部供半贫液汽提再生，闪蒸后贫液温度降低到105，经管线进入贫液泵P-6502A/B，加压后一部分(100m3/h)经贫液空冷器A-6502冷却至90后进入CO2吸收塔（T-6501）顶部，一部分(150m3/h)从上部进入CO2吸收塔（T-6501）。从常压再生塔（T-6502）底出来约105的半贫液进入半贫液泵P-6501A/B加压进入CO2吸收塔T-6501中部。从加压再生塔（T-6503）顶部出来的压力为0.10MPa（G）的再生气作为动力气，进入亚音速喷射器(EJ-6501)，去抽吸从常压再生塔(T-6502)顶部出来经被吸气冷却分离器(D-6507)冷却的被吸气，使常压再生塔（T-6502）塔顶压力维持在表压0.002MPa（微正压），喷射器（EJ-6501）出来的全部再生气经喷射器分离器（D-6508）、再生气空冷器（A-6503A-F）和再生气分离器（D-6503）充分冷却分离后在装置内放空。设置被吸气冷却分离器（D-6507）是为了充分发挥亚音速喷射器（EJ-6501）的效率，在常压再生塔（T-6502）顶部出口设置了一台CO2冷却分离器，这样利用进系统的35的循环气为冷源，使被吸气降温至85将冷凝水分离后再进入喷射器（EJ-6501），有利于降低常压再生塔T-6502塔顶的压力，也回收部分热量和冷凝液。,油洗装置概况 本装置由原料预处理部分（包括氨制冷）；吸收、解吸、稳定和再生部分；防冻剂回收部分组成。另有装置配套的公用工程及配电设施。本装置设计年操作时数8000小时，连续生产方式。本单元加工6.9968104t/a(8746kg/h)脱碳净化气0.8088104t/a(1011kg/h)加氢富气和1.1624104t/a(1430kg/h)冷凝液相。本单元主产品为液化石油气，生产能力为2.504104t/a，副产品作为向油品加工单元及PSA单元的输送的石脑油及制氢干气，生产能力分别为1.3464104t/a，5.072104t/a。,工艺原理 油吸收工艺是通过含待吸收组分的气体和吸收油接触，由于被吸收的组分在油中的蒸汽压小于其在气中的分压，故该组分由气相移到液相。理论上，气体和油接触时，某一组分在气相的分压超过其在液相中的分压时，该组分即被吸收，吸收油所起的作用就是通过稀释来降低该组分的蒸汽压力。低温油吸收采用降低温度使平衡常数K值减小，体系的平衡点向泡点移动，从而使更多的气体冷凝。另外采用油吸收液解析的方法降低液体中某种组分的摩尔分率，进而减小其汽化推动力，由于一定的温度、压力下平衡常数不变，所以气相中该组分开始冷凝，并趋于新的平衡点。,工艺流程 原料预处理流程从油品加工单元分馏塔顶回流罐（D-7201）出来的加氢富气进入低温油洗单元，经富气压缩机入口缓冲罐（D-6601），油气分离后的富气被压缩机（K-6601）压缩至2.32.5MPa。压缩富气与来自解吸塔顶的解吸气体混合后经压缩机出口冷却器（E-6609）冷却至约40后，再与吸收塔底富吸收剂及由凝缩油泵（P-6606C/D）从吸收塔入口油气分离罐（D-6606B）底抽出的凝缩油经吸收塔进料冷却器（二）（E-6610）和吸收剂冷却器（E-6604A/B）与脱碳净化气及吸收剂换热后的冷油混合后，进入气压机出口油气分离罐（D-6602），同时来自于合成装置区的凝缩油与由压缩机入口缓冲罐底和压缩机一级、二级级间凝液，经凝缩油泵（P-6611A/B、P-6612A/B、P-6613A/B）抽出的凝缩油、吸收塔入口油气分离罐（D-6606A）底经凝缩油泵（P-6606A/B）抽出的凝缩油混合后也一并进入富气压缩机出口油气分离罐（D-6602），平衡油、气、水三相后，分离出富气、凝缩油和水。凝缩油经解吸塔进料泵（P-6601A/B）抽出后作为解吸塔进料至解吸塔（T-6602）；,富气压缩机出口油气分离罐（D-6602）底部的脱水包分离出污水排至排污系统；气压机出口油气分离器（D-6602）分离出的富气与来自于脱碳单元（D-6501）的脱碳净化气混合经吸收塔进料冷却器（一）（E-6601 A/B）及吸收塔进料冷却器（二）（E-6610）与吸收塔顶干气及吸收塔底富吸收剂换热后进入吸收塔入口油气分离罐（D-6606A），平衡油、气、水三相后，分离出的凝缩油经凝缩油泵（P-6606A/B）与自合成装置来的凝缩油管线汇合，罐底部脱水包分离出的污水排至污水系统，分离出的富气自分离罐顶部排出后经吸收塔进料急冷器（E-6602）冷却至-40后进入吸收塔油气分离罐（D-6606B），为了防止富气中的水分在进入到急冷器中凝结而阻塞管道，在进入急冷器前加入乙二醇作为防冻剂。富气在吸收塔油气分离罐（D-6606B）平衡油、气、水三相后，分离出的凝缩油经凝缩油泵（P-6606C/D）提升压力与吸收塔底富吸收剂管线汇合；底部脱水包分离出的乙二醇水溶液至乙二醇水溶液闪蒸系统闪蒸出水后循环使用；最后分离出的富气经吸收塔油气分离罐顶部排出进入吸收塔（T-6601）下部。,吸收流程 吸收塔（T-6601）操作压力为2.2MPa，塔顶抽出温度为-31。从吸收塔入口油气分离罐（D-6606B）排出的-40的富气进入吸收塔下部，从再生塔底抽出的再生吸收剂经换热冷却至-40从吸收塔顶部45层塔板打入，与下部上升的富气逆流接触，富气中的轻组分被吸收下来，在吸收塔顶部以干气形式排出，由于塔顶排出的干气压力较高，有可能带液，在吸收塔顶部以上设干气缓冲罐对高压干气缓冲降低其线速度，并进行油气分离，缓冲罐顶部排出的干气经吸收塔进料冷却器（E-6601）与混合富气换热回收冷量后作为中间产品送至PSA单元进行变压吸附制氢。吸收剂在吸收富气中的重组分烃类后成为富吸收剂在吸收塔底被抽出，与吸收塔入口油气分离罐（D-6606/B）出来的冷凝液混合，经吸收塔进料冷却器（二）（E-6610），吸收剂冷却器（E-6604A/B）。先后与混合富气和进塔吸收剂换热后，汇合经富气压缩机压缩后的富气进入富气压缩机出口油气分离器（D-6602）作为解吸塔进料。,解吸流程 从气压机出口油气分离罐（D-6602）底部抽出的液相组分由解吸塔进料泵（P-6601A/B）提升压力后打入解吸塔顶40层塔板作为回流液，解吸塔顶操作压力为2.3Mpa，解吸塔底部设重沸器，塔底操作温度约为184，来自管网的1.5MPa蒸汽做为重沸器的热源，塔底温度由蒸汽进重沸器流量控制阀串级控制。解吸塔顶气出装置后回收冷量，并与富气压缩机后的富气汇合，解吸塔底的富吸收剂自压打入稳定塔T-6603中部第15或20层塔盘（根据进料温度变化）。,稳定流程 稳定塔（T-6603）操作压力为1.5Mpa，塔顶控制温度为67。塔顶温度通过回流系统调节，即稳定塔顶温度与稳定塔顶回流量串级控制。稳定塔顶压力由塔顶气热旁路阀和回流罐不凝气排放阀分程控制。塔底设重沸器，塔底操作温度约为222，由3.5MPa蒸汽为塔底重沸器（E-6607）提供热源，塔底温度由蒸汽进重沸器流量控制阀串级控制。稳定塔顶气体排出后，经稳定塔顶油气冷却器（E-6615）冷凝冷却至40后进入稳定塔顶回流罐D-6603。液化石油气由稳定塔顶回流泵（P-6604A/B）从稳定塔顶回流罐（D-6603）底部被抽出，一部分送至稳定塔T-6603顶部第48层塔盘上做为稳定塔回流，另一部分做为产品送出装置。回流罐底部脱水包污水排放污水系统。稳定塔底油一部分经塔底重沸器返回系统，另一部分经液控阀自压进入再生塔T-6604第16层塔盘上。,吸收剂再生流程 再生塔操作压力为0.8Mpa，塔顶控制温度为123，塔顶回流流量与塔顶温度串级控制，塔顶油气经再生塔顶油气冷却器E-6605冷凝冷却后进入再生塔顶回流罐D-6604。塔顶油气热旁路阀与回流罐不凝气排放阀分程控制塔顶压力。石脑油由再生塔顶回流泵P-6605A/B从再生塔顶回流罐D-6604抽出，一部分送至再生塔T-6604顶部第30层塔盘上做为再生塔回流，另一部分与塔底抽出石脑油汇合一并送至油品加工单元。回流罐底部脱水包脱出污水至污水排放系统。再生塔底控制温度为199，再生塔底重沸器E-6608由3.5MPa蒸汽提供热源。塔底温度由蒸汽进重沸器流量控制阀串级控制。吸收剂自再生塔底出来一部分经再生塔底重沸器返回系统，另一部分经吸收剂循环泵P-6603A/B加压，再经吸收剂水冷器E-6611、吸收剂冷却器E-6604A/B、吸收剂急冷器E-6603，冷却至-40度送至吸收塔T-6601第45层塔盘上循环使用。另一部分被抽出的塔底吸收剂与塔顶冷凝石脑油汇合后送至油品加工单元。,防冻剂回收流程 防冻剂乙二醇在吸收塔进料急冷器（E-6602）前经混合器（M-6601）与富气汇合，一并进入吸收塔入口油气分离罐（D-6606B），分离罐底部油水分离装置分离出的乙二醇水溶液自压进入闪蒸塔入口缓冲罐（D-6607），闪蒸塔进料泵（P-6609）抽出罐底部的乙二醇水溶液后打入闪蒸塔填料层上部，闪蒸塔顶温度为117，塔顶闪蒸出的水蒸气经闪蒸塔冷却器（E-6613）冷却为凝结水进入凝结水罐（D-6605）。闪蒸塔底经闪蒸后的脱水乙二醇经闪蒸塔底泵（P-6610）被抽出后经防冻剂冷却器（E-6614）冷却后进入防冻剂罐（D-6608），防冻剂自罐底部被防冻剂泵（P-6607）抽出后打入混合器（M-6601）。,PSA单元概况工艺原理：本装置采用变压吸附技术(Pressure Swing Adsorption，简称PSA)从油洗干气、合成气与循环氢的混合气中分离脱除大量的CO2、CO、CH4、N2、C 2、C3、C4等杂质组份，获得高纯度的产品氢。变压吸附技术是以吸附剂（多孔固体物质）内部表面对气体分子的物理吸附为基础，利用吸附剂在相同压力下易吸附高沸点组份、不易吸附低沸点组份和高压下吸附量增加、减压下吸附量减小的特性。将原料气在压力下通过吸附剂床层，相对于H2的高沸点CO2、CO、CH4等组份被选择性吸附，低沸点组份的H2等少量不易吸附的组分而通过吸附剂床层由吸附器顶部排出，从而实现气体混合物的分离。然后在抽空减压的状态下脱附解吸被吸附的CO2、CO、CH4等组份，从而使吸附剂获得再生，以利于下一次再次进行吸附分离。这种压力下吸附CO2、CO、CH4等杂质组份、减压下解吸杂质组份使吸附剂再生的循环便是变压吸附过程。整个操作过程是在环境温度下进行。多床变压吸附的作用在于：保证在任何时刻都有相同数量的吸附床处于吸附状态，使产品能连续稳定地输出；保证适当的均压次数，使产品有较高的提取率。,工艺流程框图如下,本装置中变压吸附系统由8台吸附器、61台程序控制阀、2套流量计量系统以及9套调节系统通过管线连接构成。本装置选用氧化铝（CAN-421）、硅胶（CAN-315）、活性炭（CAN-229）、分子筛（CAN-198）、铜吸附剂（CAN-460）等五种吸附剂。,工艺流程 新鲜合成气经过减压至2.3Mpa后，与油洗干气和循环氢混合后在压力2.3Mpa、温度40下送入PSA-H2系统。本系统采用8-1-5/V工艺，在PSA-H2系统中任意时刻总有1台吸附器处于吸附步骤，由入口端通入原料气，在出口端获得产品氢气。每台吸附器在不同时间依次经历吸附（A），第1级压力均衡降（E1D），第2级压力均衡降（E2D），第3级压力均衡降（E3D），第4级压力均衡降（E4D），第5级压力均衡降（E5D），逆放（D），抽空（V），第5级压力均衡升（E5 R）、第4级压力均衡升（E4R），第3级压力均衡升（E3R），第2级压力均衡升（E2R），第1级压力均衡升（E1R），最终升压（FR）。逆放步骤排出吸附器中吸附的部分杂质组分，剩余的大部分杂质通过抽空步骤进一步完全解吸。解吸气经过解吸气缓冲罐和解吸气混合罐稳压后，送出界区供用户使用。,中间罐区及调和罐区工艺简述 中间罐区共有11台储罐，其中三台300m3轻质油储罐；500 m3储罐三台，分别储存轻质污油、不合格重质油、合成水；800 m3储罐两台、分别储存重质蜡、合格重质油；1000m3储罐三台，分别储存不合格柴油、不合格石脑油、重柴油。调和罐区共有13台储罐，其中三台300m3轻质油储罐；500 m3储罐四台、分别储存外购柴油、甲醇、重质污油、合成水；800 m3储罐三台、分别储存重质蜡、合格重质油；1000m3储罐三台、分别储存加氢柴油、外购柴油、调和柴油。,中间（调和）罐区职能1、接收储存合成车间来的轻质油、轻质污油、合格/不合格重质油、重质污油、重质蜡、合成水；2、接收储存加氢单元的轻质污油、重质污油、不合格柴油、不合格石脑油、重柴油；3、接收储存油洗单元来轻质污油、不合格石脑油；4、向加氢单元输送轻质油、重质油、重质蜡，向气化车间输送合成水；5、接收储存气化车间的甲醇，并送至气化车间；6、向合成车间输送不合格重质油、不合格重质蜡、重柴油；7、负责外购柴油的卸车工作；8、负责调和柴油/重质蜡的装车工作，及柴油调和工作；9、开工时向各单元送开工用油，接收停工退油及各工段排出的污油及不合格油；10、负责对本装置的含油污水外送至公用工程车间或气化车间处理。,加氢单元工艺简述：设计规模为16104t/a。由三大系统组成：反应系统：包括原料部分、反应部分、新氢部分、注硫部分。主要包括：反应进料加热炉（2台），加氢预精制反应器、加氢精制反应器、加氢裂化反应器、新氢压缩机及循氢压缩机、6台高速泵（均一开一备）等。分馏系统：常压分馏塔；柴油汽提塔；减压分馏塔、分馏加热炉等。公用工程系统：包括净化风系统和非净化风系统、新鲜水系统、循环水系统等。,1、装置主要技术特点采用加氢精制、加氢裂化组合工艺，在中压下生产合格的产品石脑油及柴油；采用重馏分循环流程，在加入合成蜡，不出尾油的情况下，生产优质柴油组分；反应部分采用炉前混氢和热、冷高分流程。2、主要工艺流程简述 轻质馏分油和油洗石脑油：经自动反冲洗过滤器SR-7102后进入轻质馏分油缓冲罐D-7102；重质蜡：经自动反冲洗过滤器SR-7103、重质蜡布袋过滤器STR-7195后进入重质蜡缓冲罐D-7103；重质馏分油：经自动反冲洗过滤器SR-7101、重质馏分油布袋过滤器STR-7194后进入重质馏分油缓冲罐D-7101，各缓冲罐均用氮气进行密封，防止与空气接触。,谢谢,