1、石油公司燃料油综合利用项目可行性研究报告XX工程咨询有限公司二零XX年XX月XX项目可行性研究报告建设单位：XX建筑工程有限公司建设地点：XX省XX市编制单位：XX工程咨询有限公司20XX年XX月266可行性研究报告编制单位及编制人员名单项目编制单位：XX工程咨询有限公司资格等级： 级证书编号：（发证机关：中华人民共和国住房和城乡建设部制）编制人员： XXX高级工程师XXX高级工程师XXX高级工程师XXXX有限公司二XX年XX月XX日目录第一章 总 论12第一节 编制依据和原则12第二节 项目背景、建设的必要性及目的13第三节 项目范围15第四节 研究结果16第二章 市场分析18一、原料燃料油2、市场18二、丙烯产品市场情况19三、液化气市场21四、硫磺市场22五、成品油（汽油、柴油）市场23第三章 总工艺流程25第一节 生产规模、原料种类及性质25第二节 总工艺流程26第三节 产品结构及质量26第四节 自控水平28第四章 工艺装置34第一节 重油催化裂化装置341、节能原则633、能耗分析64第二节 柴油加氢精制装置68第三节 制氢装置884、转化炉管的支撑985、下集合管99第四节 气体分馏装置111第五节 硫磺回收联合装置123第六节 装置布置及管道工程156、遵守的标准和规范156、装置布置概况156、布置特点156第五章 建厂条件和位置选择158一、建厂条件158二、厂址选择3、159第六章 总图运输、储运、土建、厂内管网160第一节 总图运输160GBJ2287 厂矿道路设计规范165第二节 油品储运165第三节 土建168e.现浇钢筋混凝土水池: C25(抗渗等级S6)170第四节 采暖通风170第七章 公用工程174第一节 给排水174给排水管网分为4个系统181第二节 供电及电信182（一）概述182（二）拟建厂址糖厂供电现状182（三）设计原则182（四）该项目用电负荷情况1822、装置单元部分1834、总变电所和全厂供电及照明185石油化工企业工厂电力系统设计技术规范 SHJ3060-1994187第三节 供热、供风、供氮187第八章 辅助生产设施消防194、5第一节消防体制和工作方针195第二节遵循的法规及主要技术标准、规范195第三节消防设施的设置195四、泡沫灭火系统196第九章 能耗分析及节能措施198第一节编制依据和节能原则198第二节能耗构成及分析198第三节 节能技术措施综述201第十章 环境保护204第一节 建设区域的环境概况204第二节 主要污染源和污染物206第三节 设计采用的环境保护标准210第四节 污染治理措施分析210第五节 环境保护投资估算213第六节 环境影响分析214第七节 存在问题和建议215第十一章 劳动安全卫生216第一节 设计依据及原则216第二节 安全卫生设计执行的标准、规范217第三节 工程危害因素分析25、17第四节 主要防范措施222第五节 安全卫生机构及人员配置227第六节 安全卫生投资估算227第十二章 装置定员228第十三章 项目实施计划229第十四章 建设投资估算230一、投资估算编制依据的主要文件230二、建设投资估算原则230三、建设投资估算范围230四、建设投资估算办法231第十五章 总投资估算、资金筹措及经济评价I234第一节 总投资估算、资金筹措234第二节 经济评价236第十六章 总投资估算、资金筹措及经济评价252第一节 总投资估算及资金筹措252第二节 经济评价254 第一章 总 论第一节 编制依据和原则 一、编制依据1、国家发改委投资项目可行性研究指南计办投资（2006、6）15号。2、150万吨进口燃料油综合利用项目可行性研究报告委托书，xx石油集团有限公司2009年5月18日。 3、xx石油集团有限公司燃料油质量检验报告单中石化xx石油化工研究院2009年5月9日。二、编制原则 1、遵照国家振兴东北老工业基地能源政策的总体指导思想：资源综合利用、增加能源、提高社会效益和经济效益。 2、充分依托xx石油集团有限公司的物质基础，充分利用NA县糖厂现有的公用工程及辅助设施，最大限度节省建设投资，提高建设速度。 3、采用先进可靠的工艺技术及设备，确保装置在技术上的先进性、经济上的合理性和操作上的可靠性。 4、采用集散控制系统（DCS），实现集中监视和先进过程控制、7、协调操作参数、提高工艺装置和辅助设施的自动化水平和综合管理水平，提高经济效益。 5、严格执行国家、地方及主管部门制定的环保、职业安全卫生和消防的有关规定、规程和标准。 6、设备及材料的选用应考虑含硫原料的腐蚀问题；7、年开工时数： 8400小时。第二节 项目背景、建设的必要性及目的一、项目背景1、建设单位概况xx石油集团有限公司（以下简称xx集团）成立于1987年10月，主要经营批发和零售成品油，具有商务部批准的燃料油进口资质和配额（详见中华人民共和国商务部公告，2009年，第13号，商务部办公厅，2009年3月18日）。总固定资产3.25亿元（含下属企业），流动资金7000万元。现有xx和石8、家庄金河两个成品油储备库，两个高速公路服务区，共直属51个加油站，供应2100个加油站网点。现有员工413人，其中大中专毕业生占职工总数的75%，与石化有关的专业技术人员占职工总数的50%，具有高级专业技术职称的8人，中级技术职称的12人。2、项目建设背景我国随着经济的发展，能源的需求迅速增长，1993年起已成为净进口原油国。2008年我国进口原油1.2亿多吨，进口成品油已达3788万吨，今年的增长会更加迅速。近几年我国进口增长迅速的石油产品还有燃料油，在2007年，燃料油进口大幅增长了44.2%，达2378万吨，当年全国燃料油表观消费量创纪录地超过4300万吨。2008年，进口增长21，达29、877万吨，表观消费量达到5477万吨。调研结果显示，我国增加的进口燃料油，大都流入了拥有催化裂化装置和焦化装置的地方石化企业，作为原料生产化工原料和成品油。xx集团使用进口燃料油作原料建设综合利用项目，生产化工原料并副产成品油。工艺技术成熟，原料有来源，产品有市场，有较高的经济效益和良好的社会效益。xx集团有进口燃料油资质和配额，又逢振兴东北老工业基地之时，进行进口燃料油综合利用工程项目建设，有得天独厚的优势，既可以发展壮大企业规模，使企业在竞争中位于不败之地，同时还可以为地方的经济发展起到推动作用。经过多方咨询论证和实地考察，综合铁路运输能力、可占地等现有条件和综合考虑企业的合理经济规模等10、因素，认为建设规模为年综合利用150万吨进口燃料油方案可行。二、项目建设的必要性1、响应国家“振兴东北老工业基地”号召，支持东北老工业基地经济建设。2、符合国家产业政策有充足可靠的原料保证。xx集团具有商务部批准的燃料油进口资质和配额（详见中华人民共和国商务部公告，2009年，第13号，商务部办公厅，2009年3月18日）；xx集团和俄罗斯米科莉特商务有限公司已于2009年3月27日在俄罗斯安卡尔市签订长期合作意向书，俄方保证每年向xx石油集团有限公司提供M-40燃料油300万吨以上。3、符合地方政府规划发展有地方政府的大力支持。xx集团150万吨进口燃料油综合利用项目位于JL省NA县。国家为11、了振兴东北老工业基地，给予JL省很多税收和货款的优惠政策，NA县委、县政府充分利用这些政策，积极支持本项目的实施。xx集团前期已作了作了大量工作，该项目的用地规划，符合NA县城镇规划要求，NA县城市建设办公室已同意该项目的选址方案，用水、用电有可靠的保证。详见NA县的有关文件。4、xx集团成立近十八年来通过科学的管理，已培养出一支训练有素的职工队伍和各级各类管理人才及专业技术人员，为该公司持续发展奠定了人才基础。5、畅通的销售渠道xx集团现有xx和石家庄金河两个成品油储备库，两个高速公路服务区，51个加油站，供应2100个加油站网点，该项目实施后完全可以通过自己的销售渠道销售。三、所生产的产品12、项目建设的目的该项目建设解决了xx集团发展的瓶颈，使其从单一的燃料油进口、成品油批发转化为进口燃料油、综合利用、化工原料及成品油批发一体化，为其可持续发展奠定良好的基础。第三节 项目范围一、工艺装置表1-3-1 工艺装置组成 单位，万吨/年序号装置名称规模1重油催化裂化装置1502柴油加氢精制装置503制氢装置8000m3n/h4气体分馏装置405硫磺回收装置1.2二、为装置配套所需的公用工程及储运系统。1、储运 表1-3-2序号储罐名称罐型个数容积1原料罐m3拱顶3200402汽油原料罐m3内浮顶2100003柴油原料罐m3拱顶2100004液化石油气罐m3球罐620045精丙烯罐m3球罐313、20046油浆罐m3拱顶210007装车鹤位汽车12个，火车56个8火炬DN500，高80米2、给排水 表1-3-4序号项目名称主要工程量1循环水冷却塔32004 m3/h2污水处理场200 m3/h3、电气 表1-3-5序号项目名称主要工程量110/0.4KV变电室2座210KV配电室3座30.4KV配电间3间4、辅助生产系统 表1-3-6序号项目名称主要工程量1动力站235中压燃油燃气锅炉,1台8000KW背压式汽轮发电机组2除盐水站120t/h3空压站380m3n/min螺杆空压机第四节 研究结果一、主要经济评价数据指标表1-4-1 主要经济评价数据指标序号项目名称单位数 额（人民币）备14、注一基本数据1总投资万元135525 2建设投资万元96808 3建设期利息万元5461 4流动资金万元33256 5销售收入（生产期平均）万元/年546730 6生产成本（生产期平均）万元/年467942 7其中：折旧万元/年6480 8销售税金及附加（生产期平均）万元/年35677 9利润总额（生产期平均）万元/年43110 10所得税万元/年14226 11所得税后利润万元/年28884 二经济评价指标1财务内部收益率(所得税后）25.81 2财务内部收益率(所得税前）34.24 3财务净现值（所得税后）万元100395 4财务净现值（所得税前）万元174617 5资本金利润率111.615、0 6投资利润率31.81 7投资利税率58.13 8投资回收期（所得税后）年5.54 含建设期9投资回收期（所得税前）年4.29 含建设期10借款偿还期年4.00 含建设期从主要技术经济指标汇总表可以看出，本项目总投资135525万元，其中建设投资96808万元，项目投产后年增销售收入546730万元，年均利润总额43110万元，年均所得税14226万元，年均税后利润28884万元，所得税后全部投资财务内部收益率为25.81%所得税后投资回收期为5.54年。从测算结果看，其经济效益均明显高于行业基准值，说明本项目在经济上均是可行的。 二、研究结果1、采用的进口燃料油综合利用方案，技术上先进、16、可靠。流程上合理、灵活。并符合环保、安全卫生及消防的规范要求。2、项目实施过程中，由于充分考虑了xx集团的具体情况，又采用了新技术，实现了少投入、多产出的目标。3、项目实施后，可以按综合利用硫含量达0.98%的燃料油150万吨/年，主要产品精丙稀11.28万吨/年，液化气21.14万吨/年；副产汽油产品量58.91万吨/年，质量满足GB17930要求；副产柴油产品量34.70万吨/年，质量满足GB252-2004要求。由上述结果看出，xx集团150万吨进口燃料油综合利用项目建设是可行的。第二章 市场分析一、原料燃料油市场1、国际市场发达国家的燃料油消费量自1973年以后有显著下降，自2004年17、以来，世界燃料油需求量年均下降1400万吨，北美下降速度最快，多余的部分都流入了亚洲市场。前苏联地区连续5年实现经济增长，其主要是依靠能源工业的拉动。其中俄罗斯年产原油达3.7亿吨，年产燃料油近亿吨，因此燃料油供应量近年来有较大的过剩，出口量达4200余万吨之多，并主要也都销往亚太地区。另外，中东拉美和非洲每年都分别有2004万吨至2200万吨的对外供货量。致使亚洲新加坡石油市场的燃料油供货量供过于求。2008年全世界燃料油过剩量6400多万吨。今年预计全世界燃料油的总产量约为6.41亿吨，总的需求量则是5.68亿吨，剩余量0.73亿吨。世界燃料油市场处于供过于求的状态。国家为了补充能源紧缺，18、将进口燃料油的配额变成记帐。xx集团充分利用国家批准的进口燃料油资质，已与俄罗斯燃料油供应商签订了20年的供应合同，每年向xx集团供应300万吨燃料油；希腊燃料油供应商正与xx集团协商，每年可供应150万吨燃料油。该项目原料资源有充足保证。2、国内市场据海关统计，2008年中国累计进口原油1.2亿吨，增长34.8%，进口成品油3788万吨，比上一年度增长34.1%。2008年，全国消费燃料油5200万吨，其中进口燃料油3200万吨。我国近年来进口的燃料油主要来自俄罗斯和新加坡国际石油市场，占进口量的87左右。专家分析认为，近年来我国呈现出重化工业加快发展之势，这将使2010年前燃料油需求有所增19、长；2010年后，随着西气东输等项目的逐步建成投产，国内燃料油需求将呈现相对稳定继而缓慢走低之势。所以说国内也将会有更多的燃料油进入加工领域。另外，国内已有很多企业，几年来进口燃料油走出了成功的 路子，如国家中油燃料油股份有限公司，每年要进口1500 万吨燃料油，还有山东益佳海业公司每年进口燃料油200-300万吨。这些企业已与xx集团达成供应燃料油意向。3 燃料油的价格优势燃料油和原油是目前我国石油及其产品中市场化程度很高的两个品种，流通价格完全由国际石油市场调节，国内价格与国际市场价格基本接轨。目前国内大庆原油每吨达到3920元，与xx集团现已签订的进口燃料油相比每吨价差高达1370元。从20、近几年的国内市场看，进口燃料油每吨价格比原油低1000到1300元。所以说xx集团年150吨燃料油综合利用项目，效益是非常可观的 。二、丙烯产品市场情况 1、生产情况目前，我国丙烯的生产企业有60多家，其中大部分为炼油厂丙烯生产企业，乙烯蒸汽裂解生产丙烯的厂家相对较少，但生产规模普遍较炼厂丙烯生产企业大。我国丙烯生产企业基本建有下游配套生产装置，商品量很少。2007年我国丙烯的生产能力约为687万吨，产量达到593.23万吨，比2006年的544.47万吨增长8.96%。2、消费情况近年来，由于丙烯下游产品的快速发展，极大的促进了我国丙烯需求量的快速增长。1995年，我国丙烯的表观消费量只有221、10.12万吨，2004年增加到498.85万吨， 2007年我国表观消费量突破600万吨，达到615.8万吨， 1998-2007年表观消费量的年均增长率约为12.9%。2007年，我国丙烯下游衍生物消费的丙烯，其中大部分用于生产聚丙烯，还有部分用于生产丙烯腈、环氧丙烷等其他化工产品。其中，聚丙烯消耗丙烯约占全国丙烯总消费量的74.8%；丙烯腈是丙烯的第二大衍生物，丙烯腈消费丙烯约占全国丙烯总消费量的10.6%；环氧丙烷是丙烯的第三大衍生物，消耗丙烯占全国丙烯总消费量的5.9%；丁醇和辛醇也是丙烯的主要衍生物之一，消耗丙烯约占全国丙烯总消费量的6.9%；用于生产其它化工产品如苯酚、丙酮和丙烯22、酸等方面的丙烯消费约占全国丙烯总消费量的1.8%。和世界市场一样，近年来我国丙烯的发展速度也逐渐超过了乙烯。2004年，我国丙烯需求量首次超过乙烯，达到499万吨，之后一直保持在乙烯之上。1995-2007年，丙烯的产量、进口量和消费量年均增长率分别达到14.1%、23.0%和14.4%，较期间乙烯的年均增长率分别增长了1.7、1.4和2.0个百分点，预计这一发展趋势在短期内还会持续。 下游需求的强劲增长使我国丙烯供需缺口扩大，进口量逐年增加。2004年中国丙烯的进口量首次突破10万吨大关，达到16.87万吨，比1999年的9.63万吨增长75.18%。2006年30万吨。2007年为22.623、0万吨。2008年1-9月份进口量为15.76万吨，同比增长4.1%。此外，中国经济的快速发展，对丙烯下游衍生物的需求十分旺盛，而国内丙烯原料供应不足，还无法满足这些需求，因此每年都需要进口大量的丙烯衍生产品。2007年，这些下游衍生物净进口折合丙烯的消费量达到约521万吨。所以，丙烯供需矛盾十分突出，丙烯及其衍生物的进口量逐年上升。3、市场预测在今后一段时间内，聚丙烯依然是丙烯最大的衍生物，其消耗的丙烯占丙烯总需求量的比例今后还将进一步提高。为了满足腈纶装置以及ABS树脂生产的需求，我国还将继续扩大丙烯腈生产能力，其对丙烯的消费量仍将在丙烯消费结构中保持较高的比例。此外，随着聚醚、苯酚、丙酮24、需求的不断增长，环氧丙烷及丙酮的需求量增长速度略快于其他丙烯衍生物，其消费的丙烯占总需求量的比例将会持续提高。随着我国大型乙烯生产装置的建成及现有乙烯生产装置的挖潜改造工作完成，预计到2009年我国乙烯装置联产丙烯的生产能力增加约140万吨/年，合计乙烯装置联产丙烯的生产能力将达到约470万吨/年；同期，炼厂丙烯的产出也在逐渐提高。预计2009年，我国丙烯的总生产能力将达到818万吨/年，预计当年产量可达713万吨。2009-2010年，我国将新增大型乙烯生产装置2-3套，同时炼厂生产能力还将继续扩大，这将增加丙烯的产出。2009-2010年，我国丙烯装置的生产能力年均增长率将达到5.7%，预25、计2010年，乙烯联产丙烯的生产能力将达到约722万吨/年，丙烯总生产能力将达到1080万吨/年，当年产量可达928万吨。同期，下游装置对丙烯的需求量年均增长速度将达到5.8%。预计2009年中国丙烯的表观消费量将达到792万吨，2010年将达到1049万吨，2009-2010年表观消费量的年均增长率将达到约5.8%。从当量需求来看，丙烯供需矛盾也十分突出。2009-2010年，丙烯当量需求的年均增长率将达到7.6%，超过丙烯生产能力的增长速度。预计到2010年，我国对丙烯的当量需求将达到1905万吨，供需缺口将达到825万吨。我国丙烯开发利用前景广阔。该项目投产后所产的11.28万吨精丙烯完26、全可以在国内市场中消化掉，同时企业下一步可向高附加值的化工领域延伸，会获得更可观的经济效益。三、液化气市场1、供需现状我国生产的液化气有95%以上来中国石油和中国石化两大集团的炼油厂，少量产于油气田。近年来，随着进口液化气接收设施的快速建设、人民生活水平的提高，我国已成为世界上液化气消费增长最快的国家。2006年我国液化气的表观消费量超过150万吨，国内产量满足不了需求，进口液化气的数量增加很快，约占总消费量的40%，见表2-1-1。表2-1-1 我国液化气供需状况（万吨）年份产量进口量出口量总消费量1998680.1476.650.21106.51999761.3554.27.61307.927、2004923.5481.71.61403.620051065.3489.6222.31332.720061190.1626.0237.81578.4液化气是我国进口依赖程度较高的能源产品，市场价格基本放开，因此国内市场液化气的价格基本与国际市场同步。2、需求预测尽管近年来我国液化气有较大的发展，但人均液化气消费仍然较低，2004年年全国人均为11.1kg，较美国、日本发达国家还有很大差距，随着经济的发展我国未来液化气消费增长潜力较大，预计2009年人均消费16.5kg，需要液化气2150万吨。我国大中城市居民燃气覆盖率已经趋于饱和，2004年城市居民燃气覆盖率已达到1.8亿，未来我国液化气消28、费的增长点将会转移到小城镇和农村地区。该项目投产后所产液化气21.14万吨，完全可以在周边地区销售出去。 四、硫磺市场世界硫磺的年产量为4000万吨左右，贸易量约为1500万吨1600万吨，贸易量占产量的40%左右，因此硫磺价格随贸易量的波动将十分敏感。2004年我国硫磺消费量为270万吨，生产量40万吨，根据产需平衡需要，每年尚需要进口硫磺230万吨左右。预计2009年，国内的硫磺需求量为460万吨，产量160万吨，根据产需平衡，每年尚需要进口硫磺300万吨左右, 进口硫磺占世界贸易量的20%25%，届时，我国将成为世界上最大的硫磺进口国家。未来我国硫磺新增加的产量主要来自国内含硫原油加工企29、业，2004年国内的含硫原油加工能力已达3000万吨/年，预计“十五”末，将达到6000万吨/年能力，“十五”末可生产硫磺70万吨左右。根据各个行业发展，预计2010年我国对硫磺的需求量将达到450万吨/年，国内生产满足不了需求，缺口较大，需要大量进口硫磺。该项目投产后所产的1.14万吨/年硫磺完全可以在国内市场中消化掉。 五、成品油（汽油、柴油）市场 1、国内市场现状 我国的成品油供应由国内和国际两个市场组成。2008年全国成品油生产量为15200万吨，进口3800万吨，同期用于生产成品油的原油进口量已达1.2亿吨,成品油供需矛盾比较突出。今年14月份含进口在内的原油净增资源量为9889万吨30、,比去年同期增长4.1%,增幅回落10.8%。由于石油资源供应增势减弱,资源的增长明显小于需求的增长,使市场供应紧张局面难以在短期内解决。2. 国内市场预测 中国正处在新一轮经济发展周期的上升阶段,GDP将以7%的速度持续增长，工业化和城市化进程明显加快。但以重工业为主的经济结构短期内难以发生根本性的改变。汽车工业将加快发展，成品油消费将难以迅速增长,按照2008年的成品油生产量,预测2010年国内将缺少成品油4600万吨,其中柴油的缺口将扩大到3300万吨。未来所增长的需求量，一是靠综合利用开发，二是靠进口。 3、省内市场状况 2008年,JL省内5家炼厂成品油的生产能力为550万吨，其中，31、中石油所属企业生产能力为510万吨,地炼企业生产40万吨。这些成品油由中国石油集团统一调拨平衡，每年留在JL省内的销售量为200万吨左右。2008年JL省共消费成品油260万吨。其中，中石油JL省公司及中石油直供企业销售量为200万吨；中石油以外的批发企业销售量为60万吨，这60万吨成品油基本上是从JL省外采购的。 4、自有销售能力 xx集团所属的两个成品油批发企业, 都具有国家商务部颁发的成品油批发许可证书，一个坐落在长春,一个坐落在石家庄，在JL省和河北省有直属加油站51个，还有2100多个签有常年供应合同的销售网点和加油站。xx油库每年批发销售成品油1520万吨，石家庄金河油库每年批发销32、售成品油5070万吨。两个批发企业每年的销售资源都非常紧张，若能满足资源，销量还可有较大幅度的上升。该项目生产的汽油58.91万吨、柴油34.70万吨,全部可以通过自己的销售渠道销售。第三章 总工艺流程第一节 生产规模、原料种类及性质一、生产规模xx石油集团有限公司年150万吨进口燃料油综合利用项目其生产工艺流程见附图1。 新建工艺装置组成及规模见表3-1-1。表3-1-1序号装置名称规模1重油催化裂化装置150万吨/年2柴油加氢精制装置50万吨/年3制氢8000m3n/h4气体分馏装置40万吨/年5硫磺回收装置1.2万吨/年二、原料及性质 根据xx集团进口燃料油综合利用项目的安排，生产原料为33、进口燃料油，年需要量150万吨。原料性质见表3-1-2。表3-1-2 燃料油性质项 目单位原 料残碳%5.06密度（20，）kg/m3942.9粘度（80，）mm2/s34.48硫%0.98金属含量Ppm Fe7.71 Ni16.79 Cu0.01 V16.88 Na3.70减压馏程 IP281.6 10%366.3 30%425.9 50%471.7 70%534.8 EP536.6第二节 总工艺流程一、编制原则 1、生产工艺路线采用催化裂化装置+柴油加氢精制+气体分馏短流程生产工艺路线。2、回收全部酸性气作硫磺回收装置原料。二、生产方案选择从xx集团进口燃料油的合同分析，进口的燃料油，其性34、质基本适合作催化裂化原料，故采用燃料油直接进催化裂化装置加工工艺。燃料油进催化裂化装置加工，其产品干气、液化石油气去硫磺回收装置经脱硫，干气一部分作制氢装置原料，剩余部分作全厂燃料；液化石油气进气体分馏装置经分离后精丙烯外供或为二期聚丙烯装置提供原料，其余组分混合液化石油气外供；汽油去硫磺回收装置经脱硫后外供；柴油去柴油加氢精制装置经加氢精制后外供。第三节 产品结构及质量 一、产品结构 表3-3-1 产品结构 单位 万吨/年项 目原料及产品数量现状一.原料1.进口燃料油150.00合计150.00二.产品1.精丙烯11.282.液化气21.143.汽油 58.914.柴油 34.705.硫磺135、.146.油浆4.50三.主要指标1.综合商品率89.66%2.轻油收率62.41% 二 、 车用汽油、柴油质量指标 我国车用汽油、柴油质量指标见表3-3-2、表3-3-3.表3-3-2 车用汽油部分质量指标项目质量指标（GB17930）90号93号95号研究法辛烷值 909395抗暴指数 858890硫含量，%(m/m) 0.08苯含量，%(v/v) 2.5芳烃含量，%(v/v) 40烯烃含量，%(v/v) 35蒸汽压，KPa 不大于88（夏）/74（冬）氧含量， %(v/v) 2.7表3-3-3 车用柴油部分质量指标（GB252-2004）项 目10#5#0#-10#-20#-35#-5036、#色号，号不大于3.5氧化安定性，总不容物，mg/100mL不大于2.5硫含量，%(m/m)不大于0.2酸度,mgKOH/100ML不大于7凝点，不高于1050-10-20-35-50冷滤点，不高于1284-5-14-29-44闪点（闭口），不低于5545十六烷值，不小于45三、产品质量1、汽油 本工艺流程出厂副产汽油为催化裂化汽油经脱硫后的90#汽油其性质见表3-3-4。 表3-3-4 90#汽油量及主要性质数量 万吨/年辛烷值硫含量 烯烃含量芳烃含量 氧含量 苯含量 58.9190.00.07251600.52、柴油表3-3-7为-10#柴油量及主要性质数 量 万吨/年十六烷值硫含量%3437、.7460.05对比车用汽油和柴油质量指标后看出，汽油能满足无铅车用汽油GB17930的要求。柴油能满足轻柴油GB252-2004的要求。第四节 自控水平 一、设计范围 本可研为150104 t/a催化裂化装置，50104 t/a柴油加氢精制装置，8000m3n/h制氢装置，40104 t/a气体分馏装置，硫磺回收联合装置及储运、给排水、公用工程的自动控制部分。 二、采用的标准、规范 GB2625-81过程检测和控制流程图用符号和文字代号； GB50058-92爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范； GB50160-92石油化工企业设计防火规范( 1999年版)； SH3005-1999石油化工38、自动化仪表选型设计规范； SH3006-1999石油化工控制室和自动分析器室设计规范； SHJ3018-1990石油化工企业信号报警 、联锁系统设计规范； SHJ3020-1990石油化工企业仪表供气设计规范； SHJ3021-1990石油化工企业仪表保温及隔离 、吹洗设计规范； SH3019-1997石油化工仪表配管配线设计规范； SH3063-1999石油化工企业可燃气体和有毒气体检测报警设计规范； SH3082-1997石油化工仪表供电设计规范 ； SYJ1010-82炼油厂自动化仪表安装设计技术规范； SH/T3092-1999石油化工分散控制系统设计规范； SHB-Z06-1999石39、油化工紧急停车及安全联锁系统设计导则。 三 、自动控制水平设置中心控制室对设计范围内的装置及系统工程进行集中控制及管理。装置的控制系统采用当前技术先进、成熟可靠的集散控制系统（以下简称DCS）， 工艺装置DCS的操作站、控制站及附属设备全部置于中心控制室。根据各装置工艺特点和要求，在中心控制室内设置性能可靠、技术先进的紧急停车及安全联锁系统（ESD&SIS，以下简称ESD）及事故预报警、报警信号，以确保生产操作人员及设备的安全。 四、 主要控制方案简要说明： 1、150104 t/a重油催化裂化装置（1）提升管反应温度控制；（2）反应沉降器压力（或分馏塔压力）控制；（3）再生器压力控制；（4）40、反应沉降器催化剂藏量控制；（5）主风控制系统；（6）分馏塔底液位控制系统油浆系统的控制；（7）汽油干点控制；（8）稳定塔顶压力控制；（9）稳定塔底重沸器热量控制；（10）稳定汽油蒸汽压，液化石油气质量控制；（11）反再自动联锁安全保护系统（ESD）；（12）烟机主风机机组监视、自动保护及停机联锁系统（ESD）；（13）富气压缩机机组监视、自动保护及停机联锁系统（ESD）。 2、50104 t/a柴油加氢精制装置主要自动控制方案 (1) 精制反应器反应温度控制；(2) 反应系统压力控制；(3) 加热炉出口温度控制；(4) 高分液位控制；(5) 循环氢压缩机控制；(6) 新氢压缩机控制；(7) 高41、压进料泵控制(8) 独立设置的装置安全联锁系统（ESD） 1) 设置0.7 Mpa/Min.自动/手动紧急泄压联锁停车系统 : 2单体设备联锁主要有如下内容 : * 循环氢压缩机 ; * 新氢压缩机停车 ; * 高压分离器液位/界位低低保护 ; * 各分馏塔进料加热炉低低流量保护 ; 3）大型机组的控制与保护原则 为保证循环氢压缩机机组的安全运行，循环氢压缩机单独设置一套控制及保护子系统，循环氢压缩机拟采用国外进口专用机组控制系统，以确保加氢精制装置核心设备的安全运行，大型机组均在中心控制室进行控制，现场仅设就地仪表盘。 3、8000m3n/h制氢装置主要自动控制方案 (1) 原料预热炉设有温42、度、压力检测;出口温度与燃料气流量串级调节。(2) 反应器设有温度、压力检测。(3) 转化炉设有温度、压力检测、氧含量在线分析；其出口温度与对流段温度切换操作后再与燃料气或脱附气流量串级调节。 (4) 中变气分水罐设有液位调节。(5) 酸性水汽提塔设有液位调节。(6) 中压汽水分离器设有压力、液位检测;采用前馈-串级的三冲量调节。(7) 除氧器设有压力、液位调节。(8) 转化炉出口转化气采用出口温度 、辐射段温度 系统副燃料气流量串级；PSA工况与主燃料气流量 切换功能控制。(9) 转化炉 水/碳比控制进转化炉蒸汽和脱硫后原料气流量进行水/碳比的比值控制， 在正常生产情况下,控制好水/碳比是转43、化操作的关键。水/碳比过高增加转化炉的热负荷,且浪费蒸汽；水/碳比过低,引起催化剂积碳,使之失活，甚至造成生产事故。从节能与安全两方面综合考虑,生产过程稳定时,要求水/碳比操作在低限；原料气提量时，先提蒸汽量后提原料气量；减量时,先减原料气量后减蒸汽量。4、40104t/a气体分馏主要控制方案（1）脱丙烷塔、脱乙烷塔、精丙烯塔、脱碳五塔塔底液位调节。（2）脱丙烷塔、脱乙烷塔、精丙烯塔、脱碳五塔塔顶压力调节。（3）脱丙烷塔塔底温度调节。 5、1.2104t/a 硫磺回收装置主要自动控制方案 (1) 为了实现工艺的“部分燃烧法”，采用原料中酸性气含量与加热炉入口空气流量组成串级-比值调节系统； (44、2) 锅炉液位、进锅炉凝结水流量和出锅炉蒸汽流量组成的三冲量水位控制系统； (3) 加热炉安全联锁系统； (4) 鼓风机安全联锁系统。 6、其它单元控制方案（略） 7、安全检测及保护 除ESD系统外按规范要求在装置界区内设置一定数量的可燃气体及有毒气体检测器，并在控制室内对可燃气体及有毒气体的浓度进行集中监视和超限报警设置。安全检测系统独立于DCS单独设置，消防系统安全专业负责。 五、仪表选型原则1、DCS系统DCS 选用国外90年代末生产的技术先进、性能优良、有长期成功运行经验的控制系统，并满足下列性能要求： 高的可靠性； 功能强化的操作站； 智能化I/O接口和强有力的运算控制功能； 开放型45、通讯系统； 完善、可靠的系统软件及强有力的自诊断功能。 DCS 系统配置: 12 台操作站(OPS)，包括CRT屏幕、键盘和鼠标。 6 台宽行打印机, 用于事件报警、生产报表。 1 台工程师工作站(EWS),包括屏幕、键盘和鼠标。 5 台冗余台过程控制站 I/O总点数见装置设备表。 2、ESD系统 为了确保装置和重要的工艺设备以及大型机组的安全 ，确保生产人员的安全 ，装置还将设置一套高度可靠性的紧急停车安全联锁保护系统 ( ESD) 。ESD独立于DCS单独设置，以确保生产装置、重要机组和关键生产设备的安全。ESD采用冗余容错的高可靠性可编程逻辑控制（PLC）实现。ESD按事故安全型设计，即46、一旦能源中断，执行机构的最终位置应能确保工艺过程和设备处于安全状态。重要的联锁系统检测元件或输入信号按“三取二”方式设置。为了保证ESD系统的高度可靠性 ,设计时将充分考虑如下原则 : * 独立于DCS系统之外 ; * 事故安全型( 失电动作 ) ; * 系统的安全等级与装置的安全等级相匹配 ; * 系统由冗余容错功能和结构的可编程逻辑控制器( PLC）组成 ; * 逻辑结构采用子系统块的连接方式 ; * 合理考虑输入/输出卡件的冗余配置和现场一次动作元件的冗余设置 ; * 有足够的操作员接口 ; * 有自动/半自动(手动)灵活的操作手段 ； * 有足够的旁路维修开关 ; * 具有故障诊断技术47、和毫秒级第一事故区分功能和报警打印机 ; * 可与DCS系统通讯 ; * 注意和确定共模故障源 I/O总点数见装置设备表。 3、现场仪表 仪表选型应先进可靠，减少品种，方便维修； 现场检测仪表（变送器），一般采用智能型仪表； 高压现场检测仪表、高压调节阀及高压自保联锁切断阀选用国外进口产品；现场仪表一般选用本安型电动仪表；高精度计量仪表选用国外进口产品；机组轴系检测、监视仪表，转速测量仪表选用国外产品。 重要的在线质量分析仪表从国外引进；国内应用成熟可靠的在线质量分析仪表，由国内生产并供货。 六、控制室 设联合中心控制室对本可研范围内的装置和系统进行集中控制与管理。 第四章 工艺装置第一节 重48、油催化裂化装置一、概述1、装置组成本装置包括150104t/a重油催化裂化装置界区内的所有设施，包括反应再生部分、主风机组部分、分馏部分、气压机部分、吸收稳定部分和余热锅炉部分。2、生产规模重油催化裂化装置：150104t/a。3、原料表4-1-1 催化裂化装置原料性质项 目单位原 料残碳%5.06密度（20，）kg/m3942.9粘度（80，）mm2/s34.48硫%0.98金属含量Ppm Fe7.71 Ni16.79 Cu0.01 V16.88 Na3.70减压馏程 IP281.6 10%366.3 30%425.9 50%471.7 70%534.8 EP536.64、产品主要产品：汽油49、轻柴油、液化石油气。副产品：干气、油浆。表4-1-2 催化裂化汽油、柴油性质项 目设计计算值汽油轻柴油备注比重，d4200.7200.90凝固点，90MONC十六烷值2530烯烃含量，v%25蒸汽压，kPa49硫含量，ppm1001馏 程 IBP202031054218306724950972697013229590177333FBP1973495、物料平衡表4-1-3 催化裂化装置物料平衡表序号项 目产 率,%Kg/h104t/a备 注一原料1进料100178571150合 计100178571150二产 品1干气3.358934.952液化石油气223928633.003汽油39696450、358.504轻柴油23.24142934.805油浆353574.506焦炭91607113.507损失0.58930.75合 计100178571150二、工艺技术方案的比较和选择催化裂化装置的核心是反再两器部分，两器的核心是反应器。催化裂化装置如何满足全厂总流程的需要，并保证企业的效益，决定于反应部分采用何种工艺方案。1、工艺技术方案比选原则（1）工艺成熟、可靠且先进；（2）装置能耗低，可长周期运转且操作难度小、调节灵活；（3）丙烯产率最大化；（4）催化汽油RON910，其中烯烃含量25v。2、工艺技术方案比选根据对催化装置产品分布（主要是多产液化石油气特别是丙烯）和产品质量的要求（主要51、是对汽油烯烃含量的要求），有以下工艺方案都可以满足要求。方案一：石科院MIP-CGP工艺技术方案中国石油化工科学研究院（以下简称石科院）开发了多产异构烷烃的催化裂化工艺（MIP-CGP工艺），该工艺技术采用新型提升管反应器和适宜的工艺条件，在不同的反应区实现裂化、氢转移和异构化反应以达到降低汽油烯烃含量、提高异构烷烃含量的目的。在降低催化汽油烯烃含量的同时，其研究法辛烷值（RON）基本不变（或略有降低），马达法辛烷值（MON）有所提高，抗爆指数基本不变，汽油的安定性得到改善，产品分布也有所改善。该技术为可生产满足欧III排放标准汽油组分并多产丙烯的催化裂化工艺技术。采用MIP工艺技术的催化裂化52、装置和常规催化裂化装置从操作难度上比基本相当，能耗相当或略有增加。方案二：洛阳石油化工工程公司FDFCC工艺技术方案洛阳石化工程公司炼制研究所开发的FDFCC灵活催化裂化工艺采用双提升管，汽油在第二提升管内进行改质，实现芳构化、异构化等反应，以降低催化裂化汽油的烯烃，同时在需要时可以较大幅度的增产丙烯。需要新增一根提升管及相应的再生催化剂循环系统。装置操作难度有所增加。干气和液化石油气产率增加，焦炭产率稍有增加。汽油烯烃含量按汽油循环比的不同，可以降低2030个体积百分点，RON可以提高一个单位。FDFCC的特点是根据汽油改质比例不同，可以调节汽油的烯烃含量，灵活性较大。由于汽油回炼比例较大，53、装置能耗增加较多。FDFCC工艺技术可分为单装置、双提升管、双沉降器、双分馏塔方案（装置自产汽油回炼）；双装置、双提升管、单沉降器、单分馏塔方案（一套催化汽油进另一套回炼）；单装置、双提升管、单沉降器、单分馏塔方案（装置自产汽油回炼）。3、MIP工艺技术的特点及要求MIP工艺的主要特点是将提升管反应器分为两个串联的反应区，第一反应区以一次裂化为主，反应温度高、油剂接触时间短，生成较多的烯烃和低碳烯烃；第二反应区反应温度稍低、油剂接触时间长，增加异构化和选择性氢转移反应，提高汽油中的异构烷烃和芳烃含量，降低烯烃含量。（1）MIP工艺的反应部分的主要操作条件和工艺条件第一反应区出口温度：515(554、00530)第二反应区出口温度：500(480500)第一反应区反应时间：1.4s(1.01.4s)第二反应区重时空速：15h-1(1530h-1)第二反应区油气停留时间：4.07.0s（2）新型提升管反应器设计方案MIP工艺要求对提升管反应器分区设计，工程设计方案的选择和确定必须满足工艺要求并为其创造良好的条件，如何创造合适的第二反应区条件是工程上实现MIP工艺的关键。第一反应区设计与常规催化裂化提升管反应器设计相似，反应时间要求较短，一般要求1.01.4s即可满足一次裂化反应要求。第二反应区设计根据MIP工艺特点的要求，需要控制重时空速在1530h-1之间，采用常规的提升管稀相输送无法满足55、MIP工艺第二反应区的要求，因此需要对传统的提升管反应器进行重新设计才能满足MIP第二反应区的反应工艺条件要求。采用快速流化床作为第二反应区的床层形式比较合适，快速流化床线速为13m/s，平均表观密度大约可以达到100kg/m3左右，保证第二反应区具有合适的催化剂密度，能够满足重时空速的要求。从工程上考虑，第一反应区基本维持常规催化裂化的进料方式，其设计思路与常规催化裂化提升管反应相同。在提升管反应器中部适当扩径作为第二反应区，为使第二反应区的密度能够得到灵活控制，又不至于使操作复杂化，经过多方案对比论证，从沉降器汽提段底部引出部分待生催化剂进入第二反应区快速流化床，用来调节第二反应区的催化剂56、密度，以满足MIP工艺对重时空速的要求，此部分的催化剂循环量由新增的外循环滑阀来控制。为了满足第二反应区温度控制的要求，采取第一反应区后注入急冷介质(粗汽油等)的方法来满足MIP工艺的要求，流程和控制方案简单，产品质量调节灵活。（说明：已投产的8套MIP工艺装置急冷设施均未投用，故本次设计只设置此设施，按不投用计）4、反应再生部分技术比较（1）反再组合技术的比选当前国内有多种的反再组合技术，而最近几年，目前并列和同轴两种最佳两器组合形式以先进灵活的反应技术与简单高效的再生技术的组合，具有结构简单、安全性好、操作简单、能耗低等优点的组合技术 。方案一：快速床-湍流床两段再生、两器并列（见图一）方57、案二：湍流床单段逆流再生、两器同轴（见图二）图一图二两种推荐两器方案的具体对比见表4-1-3。 表4-1-3 催化裂化装置方案对比表 项目方案一方案二投资省省占地一般最少可操作性最好最好用能省略高增压风量，m3n/min100350增压机轴功率，kw69.5303增压机电机功率，kw110355能耗，kg标油/t原料基准+0.4气压机耗能基准略高催化剂失活一般较好再生效果最好较好平均烧焦强度，kg/t催化剂150100120催化剂输送最好最好取热器配置最易一般长周期好一般与反应配置最好较好催化剂藏量 t150200催化剂破碎条件较好较好经过对比，快速床-湍流床两段再生、两器并列方案从能耗、长周58、期运行、烧焦等几个方面有一定优势，故本次设计推荐采用此种两器方案。（2）反应部分技术特点本次设计采取如下措施以实现反应技术的优化： 采用预提升技术：使催化剂在与原料油接触之前具有合适的速度和密度，以有利于油气的充分接触。提升介质为干气，不仅可减少蒸汽用量和污水排放量，同时对减少催化剂水热失活和重金属Ni有一定的钝化作用。 选用特殊设计的雾化效果好的原料油喷嘴，并适当提高原料油预热温度，降低进喷嘴的原料油粘度，确保原料油的雾化效果及油剂接触效果。 采用提升管出口快速终止反应技术：提升管出口设置粗旋，使油气与催化剂快速分离，终止二次反应，减少干气及焦炭产率。 提升管出口油气快速分离导出系统：提升管59、出口设置粗旋及粗旋出口和单级旋风分离器采用软连接，以尽量减少油气反应后的停留时间，减少热裂化反应。 第一反应区出口配备急冷措施（备用），正常情况下可不注终止剂，仅当处理量变化较大时，或产品方案改变时，根据情况适宜注入。这样不仅可以提高操作灵活性，也可以降低能耗。 汽提段采用高效汽提技术：汽提段经过对挡板结构的改进，可提高汽提效率并降低汽提蒸汽用量，同时适当加大汽提段的停留时间。经过采用以上措施，使催化剂从进入提升管开始直至与原料混合反应，然后分离，最终油气离开沉降器，待生剂离开汽提段的各个阶段均处于较为理想的环境之中，从而为提高轻油收率、提高产品质量，降低干气及焦炭产率创造了良好条件。（3）再60、生技术特点快速床-湍流床两段再生技术主要特点如下： 很高的总烧焦强度：第一段采用快速床(烧焦罐)再生，由于烧焦罐流化状况改善了气体传质条件，使其具有很高的烧焦强度。第二段利用一段再生后的富氧烟气通过低压降大孔分布板形成湍流床，大大改善了二段再生床层的气体扩散，从而提高了二段的烧焦强度。 良好的再生效果。由于其具有很高的烧焦强度，即使在较缓和的再生温度下(低于700)，再生催化剂定碳也可达0.05wt%左右的水平。在较低的再生温度和藏量下不仅满足了定碳要求，而且为降低催化剂水热失活及提高剂油比创造了有利的条件。 “两器”采用并列式布置。“两器”高度低，差压小，特别是提升管和沉降器压力较高，为调整61、操作提供了很大的弹性。 主风分配采用新设计的主风分布管，不仅主风分布均匀，抗磨损，而且使用寿命长。5、取热技术由于本装置再生部分过剩热量50000kW。对于本装置而言，制定合适的方案取走过剩热也是本次设计的关键点之一。内取热传热系数高，投资小，但不能调节。外取热虽调节灵活，但操作较为复杂而且投资也高。根据多方案对比，并考虑余热锅炉设计方案的可靠性，推荐方案拟采用结构简单，操作方便，调节灵活的汽水自循环下流式外取热器。外取热器管束管采用大直径的肋片管，每根取热管均可单独切除，具有较强的抗事故能力和事故应变能力。取热系统的水汽循环系统采用自然循环方式，节省动力，运行可靠。由于取热量较大，设计暂按两62、台外取热器考虑。6. 催化剂的选用为适应本装置将来生产清洁汽油的需要，工程设计考虑并能适应此类催化剂或助剂的要求。本装置可根据原料及市场变化选择适宜的催化剂。7、采用的其它新技术（1）PV型高效旋风分离器（2）冷壁式电液特阀（3）高效卧式三级旋风分离器（4）新型无龟甲网单层隔热耐磨衬里（5）变频调速机泵（6）新型的冷换设备（折流杆、波纹管、T型管等）8、机组和特阀方案（1）主风机组根据计算再生用风总量约为3100m3n/min,其中外取热器等需用增压风量约250350m3n/min。主风机组按三机组考虑即主风机-烟机-电动/发电机配置，各单机参数如下：A主风机工艺参数介质：空气，流量：正常3263、00m3n/min(湿基)，入口压力：正常0.096MPa(A)，出口压力：0.40MPa(A)。B烟气轮机工艺参数介质：再生烟气，流量：正常3060 m3n/min，入口压力：正常0.31MPa(A)，入口温度：660，出口压力：0.107MPa(A)。组分(V%)见表4-1-4。表4-1-4O2N2COCO2SO2H2OSUMV%2.6572.550.0113.170.0111.61100（2）气压机组气压机入口流量为550m3n/min，入口压力0.22MPa(A)，出口压力为1.6MPa(A)，采用中压背压透平机组+气压机配置。（3）增压机该机组为风机电机二机组配置，一开一备，外取器需64、用风量为250350m3n/min，出口压力0.46MPa(A)。增压机性能参数：介质流量：360Nm3/min，入口压力：0.39MPa（A），出口压力：0.46MPa(A)。（4）特殊阀门本装置选用特殊阀门共18台，其中双动滑阀一台，再生、待生单动滑阀各一台，外循环单动滑阀一台，外取热器单动滑阀两台，烟机入口调节、切断高温蝶阀各一台，旁路高温蝶阀一台，主风机出口、备用主风机出口、主风主管单向阀各一台，增压机（两台）出口，增压风总管单向阀各一台，气压机出口球阀一台，气压机入口蝶阀一台，气压机入口放火炬蝶阀一台。9. 余热回收方案余热回收部分包括回收分馏一中、循环油浆余热，催化再生器过剩热及再65、生烟气余热，回收的余热组成一个蒸汽发生系统。另外，装置的低温余热少部分加热锅炉给水，大部分产生热媒水，除自用外，其余送出装置，由工厂全面考虑后统一利用。（1）产汽系统根据催化余热资源的温位情况，高温位的热源拟发生蒸汽。分馏二中、循环油浆温位较高，拟产中压饱和蒸汽全部送余热锅炉区的烟道过热器过热。再生器内催化剂温位比较高，拟产中压过热蒸汽。设两台30000kW的外取热器，产中压饱和蒸汽，全部送余热锅炉区的烟道过热器过热。再生烟气温位也比较高，设置一台烟道过热器，用于过热装置产的中压饱和蒸汽，烟道过热器过热装置产的所有中压饱和蒸汽，即过热循环油浆和外取热器产的中压饱和蒸汽。仅设一台汽包给水预热器，66、负责加热中压除氧水，分别送至外取热器汽包及油浆蒸汽发生器汽包。（2）低温热回收系统低温热源包括分顶油气、顶循环油、轻柴油、分馏一中和稳定汽油，除少部分热量加热用于产汽的除盐水，其余大部分低温热源用于产热媒水。三、主要设备1.提升管反应器采用直提升管，分为三段，下段为预提升段（1000，内衬100mm衬里），中段为进料及第一反应段（1350，内衬100mm衬里），上段为第二反应段（3200，内衬100mm衬里），提升管第一反应段出口设4组反应终止剂设施；提升管出口设2组粗旋风分离器。2.沉降器及汽提段沉降器直径为6m，内衬100mm隔热耐磨衬里，采用4组单级PV旋风分离器。汽提段（3600）设867、层环形挡板，内衬100mm隔热耐磨衬里。3.再生器再生器分上、下两段。下部烧焦罐高度14.5m，直径7000，内部隔热耐磨衬里厚度100mm，底部的主风分布采用分布板。上部再生器采用大筒加过渡段结构，二密相高度6m，稀相高度13.7m，稀相直径为11000，采用100mm厚隔热耐磨衬里。烧焦罐与上部再生器由大孔分布板隔开，分布板本身材质为0Cr18Ni9。再生器采用2级9组PV型旋风分离器。4.外取热器再生器设两台下流式肋片管外取热器(每台热负荷为58140KW)，汽水循环系统采用自然循环方式。5.三级旋风分离器设一台卧式三级旋风分离器，分离器单管采用PT单管。6.机组主风机-能量回收机组：主68、风机设计主风量3200m3n/min，出口压力0.40MPa（绝）。主风机组配置为轴流主风机烟气轮机+电动/发电机三机组。备用主风机组为电机+轴流压缩机配置。风量2200m3n/min，出口压力0.35MPa（绝）。增压机组提供外取热器流化用风，为离心式增压机，风量为360m3n/min，出口压力0.46MPa（绝），由电机驱动。富气压缩机组采用离心式压缩机，设计富气量700m3n/min，入口压力0.22MPa（绝）,出口压力1.6MPa（绝），由中压背压式蒸汽轮机驱动。7.特殊阀门本装置特殊阀门包括双动滑阀，单动滑阀，主风系统阻尼单向阀及气压机放火炬蝶阀等共18个。8.余热锅炉本装置设一台69、蒸汽过热炉，一台余热锅炉。9.塔类分馏塔5000，采用30层双溢流高效浮阀塔盘，下部脱过热段采用8层人字型挡板。轻柴油汽提塔2200，采用6层单溢流高效浮阀塔盘。吸收塔2400，采用40层双溢流高效浮阀塔盘。解吸塔3000，采用40层双溢流高效浮阀塔盘。再吸收塔1600，采用30层单溢流高效浮阀塔盘。稳定塔3000，采用50层双溢流高效浮阀塔盘。10.容器类主要容器共有38台。11.冷换设备共有冷换设备72台，其中:换热器46台，空冷器26片，对于热水与油品换热的换热器均选用U型管换热器。对于压降要求较严的油气冷凝部位采用低压降折流杆式冷凝冷却器。12.机泵本装置共用泵40台，选用效率高、密封70、性能好的泵，电机均选用YB系列隔爆电机，部分采用调频电机。13.主要设备汇总见表4-1-5，表4-1-6，表4-1-7，表4-1-8。序号设备名称设备位号台数技术规格或型号主要操作条件主要材质金属总重t操作备用介质温度, 压力MPa(G)ABCDEFGHIJK一反应再生系统1套(一)沉降器16000油气5155500.22(二)再生器111000/7000催化剂7007500.25其中: 旋分系统1沉降器粗旋风分离器20.5534m2/组油气515550催化剂2沉降器单级旋风分离器40.2174 m2/组油气515550催化剂3再生器一级旋风分离器90.2949 m2/组 油气680750催化71、剂7504再生器二级旋风分离器90.2704 m2/组 油气680750催化剂（三）外取热器22004烟气5900.30催化剂7500.35二塔类1催化分馏塔15000X50027油气1110.1734层高效塔盘油3602轻柴油汽提塔12200X19300油气2040.196层高效塔盘轻柴油3吸收塔12400X36507油气47.51.3540层高效塔盘汽油48.24解吸塔13000X48118油气56.01.4040层高效塔盘汽油1455再吸收塔11600X31908干气43.31.3030层高效塔盘轻柴油54.36稳定塔1300053662液化石油气601.0550层高效塔盘汽油204小计72、6三换热器1分馏塔顶油气-热水换热器6RCBOS1300-1.6-480-6/25-6b 管程热水65801.6并联B=200壳层油气111850.172顶循环油-热水换热器4BIU1200-2.5/2.5-395-6/25-4管程热水851001.15串联B=350壳层顶循环油1431011.33分馏中油热水换热器1BIU1200-2.5/2.5-400-6/25-2管程热水1041051.15B=350壳层一中油1931901.154分馏二中段油蒸汽发生器1BJS1300-6.4-445-6/25-6I管程二中油3322701.5B=600壳层脱氧水蒸汽1042524.45原料油轻柴油换热73、器2BES1200-2.5-400-6/25-2I管程轻柴油2041502.14串联B=250壳层原料油1161451.816轻柴油富吸收油换热器1BES800-2.5-170-6/25-2I管程轻柴油1501362.1B=200壳层富吸收油541001.457轻柴油热水换热器2BIU800-2.5/2.5-170-6/25-2I管程热水65831.15串联B=200壳层轻柴油136882.18贫吸收油冷却器2BES800-2.5-170-6/25-2I管程循环水30380.5串联B=200壳层轻柴油60402.059原料油循环油浆换热器2BES800-4.0-170-6/25-2I管程油浆374、473261.3并联B=250 壳层原料油1452001.7510循环油浆蒸汽发生器2BJS1600-6.4-545-6/25-6I管程油浆3262801.21并联B=600 壳层脱氧水蒸汽1042524.411产品油浆冷却器6BES500-4.0-50-6/25-8I管程油浆280901.33路并联每路2台串联B=150壳层循环冷水30420.512封油冷却器4BES700-2.5-120-6/25-4I管程循环冷水280900.5B=150壳层二中油325401.113吸收塔一中段回流油冷却器2BES900-2.5-215-6/25-2I管程循环水30360.5串联B=200 壳层一中油475、6381.9414吸收塔二中段回流油冷却器2BES900-2.5-215-6/25-2I管程循环水30360.5串联B=200 壳层二中油45381.8615凝结水-热水换热器1BIU700-2.5/2.5-120-6/25-4I管程凝结水1801021.1B=150壳层热水89971.1516稳定塔进料换热器1BJS1200-2.5-395-6/25-4I管程稳定汽油1911451.75B=450壳层汽油1201401.4917解吸塔中段重沸器1TBJS800-2.5-165-6/25-4I管程稳定汽油1731191.77B=600壳层解吸中段油1021161.5218稳定汽油-热水换热器276、BIU800-2.5/2.5-165-6/25-2I管程热水83891.15串联B=200 壳层稳定汽油111921.6719稳定汽油冷却器2BES800-2.5-170-6/25-2I管程循环水30380.5串联B=250 壳层稳定汽油60401.620解吸塔底重沸器1TBJS1200-2.5-495-6/25-4I管程凝缩油1201451.55B=600 壳层蒸汽2551801.021稳定塔底重沸器1TBJS1800-2.5-930-6/25-4I管程分馏一中2661931.1B=600壳层稳定汽油1912041.2小计46四空冷器类1分馏塔顶油气表面蒸发空冷器6ZP93-24-880-177、.6S-F-F管内油气85400.15并联18风机：Y-TF24B6-VS18.5管外空气303818风机电机：YB180M-4-WHT 18.5KW12泵：125SGB160-2012泵电机：YB160L-4-WHT 15KW2顶循环油干式空冷器2片GP93-8-258管内顶循环油93902.35并联管外空气30421构架：GJP96K-36/2F2风机：G-TF36HK4-VS222电机：YB180L-4V3 22KW2百叶窗 SC933轻柴油干式空冷器2片GP93-4-129管内轻柴油88602.35并联管外空气32421构架：GJP96K-36/2F2风机：G-TF36HK4-VS2278、2电机：YB180L-4V3 22KW2百叶窗 SC934压缩富气表面蒸发空冷器6ZP93-24-880-1.6S-F-F管内油气85400.16并联18风机：Y-TF24B6-VS18.518风机电机：YB180M-4-WHT 18.5KW12泵：125SGB160-2012泵电机：YB160L-4-WHT 15KW5稳定汽油干式空冷器2片GP93-8-258管内富气92552.并联管外空气32421构架：GJP96K-36/2F2风机：G-TF36HK4-VS222电机：YB180L-4V3 22KW2百叶窗 SC936稳定塔顶表面表面蒸发空冷器8片ZP93-24-880-1.6S-F-F79、管内液化气62401.15并联24风机：Y-TF24B6-VS18.524风机电机：YB180M-4-WHT 18.5KW16泵：125SGB160-2016泵电机：YB160L-4-WHT 15KW小计26五容器类1冷催化剂罐160002320018 立式催化剂常温-700mmHg/0.4MPa2热催化剂罐160002320018 立式催化剂450-700mmHg/0.4MPa3废催化剂罐160002120018 立式催化剂450-700mmHg/0.4MPa4催化剂加料斗1150015001440催化剂常温常压5化学药剂罐1140075368钝化剂40常压6净化压缩空气罐(一)12600780、70616 立式空气400.67净化压缩空气罐(二)12200670214 立式空气400.68非净化压缩空气罐12200670214 立式空气400.79助燃剂加料罐140012916 悬挂式助燃剂400.610助燃剂加料斗14006404.5助燃剂常温常压11再生烟气临界流速喷嘴1DN400烟气、催化剂7000.2212三旋回收催化剂储罐15000912222催化剂、空气4500.2113烟机水封罐14000750014烟气、水5000.0114液化石油气汽化器11000437412液化石油气600.615原料油罐140003419412 立式原料油1322000.16/回炼油罐回炼油3481、416分馏塔顶油气分离器142001221618 卧式油气400.1217凝结水罐1800247222 立式凝结水2551.018蒸汽扩容器11000506010 卧式蒸汽、水1831.019封油罐1160071508 卧式轻柴油60常压20酸性水缓冲罐11800900010 卧式酸性水 400.2221气压机入口凝液罐114004000(切线)6 立式富气、凝缩油400.1922气压机出口油气分离器136001195612 卧式油气401.523稳定塔顶回流油罐132001174416 卧式液化石油气401.1524轻污油罐12004710010 (埋地) 卧式轻污油40常压25干气分液罐182、1000436212 立式干气401.326气压机出口放火炬气体分液罐124009000(切线)10 立式富气、凝缩油400.427氮气罐11400475010 立式氮气400.628油浆过滤器系统一套129干气分液管180037338 立式干气430.630轻污油压送罐1140051638 立式干气、轻污油401.231油浆蒸发器中压汽包1150085002554.2232二中蒸发器中压汽包1150070002554.2233外取热器中压汽包12004100002554.2234水封罐13000/2004548014/6500/400.008/0.435水封罐12004/140046001483、/6700/400.008/0.436气体分液罐14800150361840500.120.1437连续排污扩容器112005000141200.138定期排污扩容器1150038566100常压小计38六加热炉1余热锅炉1烟气/蒸汽500/4500.008/3.822中压蒸汽过热炉1烟气/蒸汽3辅助燃烧室1主风/烟气小计3七其它类1三级旋风分离器14200/62002164724/18催化剂、烟气7007800.232四级旋风分离器1960460614/10催化剂6800.2153再生烟气降压孔板13032950014烟气6800.174加药装置1套双罐五泵防爆型1005.05烟囱1130m84、烟气、催化剂350常压小计5序号设备名称设备位号台数技术规格或型号主要操作条件原动机型号功率Kw电源电压V或蒸汽压MPa(G)操作备用介质流量m3/h温度入口压力MPa(G)出口压力MPa(G扬程m轴功率原动机ABCDEFGHIJKLMNOP1钝化剂注入泵111MAW-0.2-16M4D钝化剂40常压YB801-4W0.553802阻垢剂注入泵111MAW-0.2-16M4D阻垢剂40常压YB801-4W0.553803钝化剂吸入泵12CY-3.3/3.3-1钝化剂40常压YB100L1-4W2.23804阻垢剂吸入泵12CY-3.3/3.3-1阻垢剂40常压YB100L1-4W2.2380585、原料油泵主泵变频11ZE100-400原料油21190-2500.25168YB315M2-2W1231603806粗汽油泵主泵变频11ZE80-450粗汽油88400.068253YB315M2-2W1051603807顶循环回流油泵主泵变频11ZE250-400顶循环油6131310.32688YB315M2-2W1301603808轻柴油泵主泵变频11ZE80-450轻柴油1212040.15245YB355S1-2W13818560009分馏一中循环油泵主泵变频11ZE200-250分馏一中油3872650.2775YB315M1-2W9513238010二中及回炼油泵主泵变频11ZE86、150-315回炼油2553290.158137YB315M2-2W11516038011油浆泵11300ZPY-315油浆6253550.1588YB355S4-2W178250600012富气水洗泵11MC40(A)-6酸性水17400.03220YB225M-2W224538013封油泵11ZE40-400轻柴油13.660常压264YB225M-2W30.54538014解吸塔进料泵主泵变频11ZA200-250凝缩油355401.4085YB280-2W679038015吸收塔底油泵11ZA150-250粗汽油270441.3273YB280S-2W507538016吸收一中循环油泵87、11ZA150-250粗汽油229451.4174YB280S-2W487538017吸收二中循环油泵1ZA150-250粗汽油240421.4072YB280S-2W467538018稳定塔进料泵11ZA200-250脱乙烷汽油3561411.3960YB280S-2W507538019稳定塔顶回流油泵11ZA150-315液化石油气265401.0195YB280S-2W487538020稳定汽油泵11ZA80-450稳定汽油124400.7185YB315M1-2W9013238021轻污油泵1TR80-250轻污油2540常压61YB160M2-2W111538022气压机一段出口凝液88、泵11MC50(A)-5凝缩油25400.41240YB200L1-2W1930380小计表4-1-7 名 称规 格数量（台）备注1主风机组 主风机流量：3200m3n/min，出口压力：0.40MPa(A)1 烟机烟气流量：3060 m3n/min1 电机功率：7200kW12备用主风机流量：2200m3n/min,出口压力：0.35MPa(A)13增压机流量：360 m3n/min,出口压力：0.46MPa(A),24气压机组气压机流量：700m3n/min,出口压力：1.6MPa(A)1 中压背压蒸汽机组蒸汽量：65t/h1表4-1-8序号设 备位 号安 装 地 点主要操作条件技术规格或89、型号台 数公 称直 径（钢径）电压V或气压MPa(G)阀体材质总重kg介 质温度压力MPa(G)操作备用ABCDEFJKLMNOP1主风机出口管道主风1800.3DN1000阻尼单向阀110002备用主风机出口管道主风1800.22DN900阻尼单向阀19003主风机总管主风1800.3DN1000阻尼单向阀110004增压机出口主风2300.38DN200阻尼单向阀32005烟机入口管道烟气6700.225DN1400电液闸阀（切断）114006烟机入口管道烟气6700.225DN1400电液蝶阀（调节）114007气压机入口管线富气400.11DN700气动闸阀17008富气放火炬管道富气90、400.11DN600气动蝶阀16009气压机出口管道富气1101.5DN400风动闸阀140010待生滑阀催化剂、蒸汽5050.35DN800电液单动滑阀180011二反待生循环滑阀催化剂、蒸汽5050.31DN600电液单动滑阀160012再生烟气管道烟气6700.225DN1400/1500电液双动滑阀11400/150013再生单动滑阀催化剂、烟气6900.35DN800电液单动滑阀180014再生外循环管单动滑阀催化剂、烟气6900.32DN1100电液单动滑阀2110015外取热器下滑阀催化剂、烟气5906500.33DN700电液单动滑阀1700小 计四、公用工程、催化剂和化学药91、剂消耗1. 公用工程消耗表4-1-9公用工程消耗序号名称单位消耗量备注1新鲜水t/h152循环水t/h16003中压除氧水t/h1254电6000VkW.h/h370380VkW.h/h2027.15220VkW.h/h505蒸汽3.5MPat/h-56输出1.0MPat/h-15输出6净化压缩空气m3n/min26.87非净化压缩空气m3n /min36.748氮气m3n /h0/4开工用9燃料气M3n/h750注：“-”表示向外输出。 “*”表示间断量。2. 催化剂和化学药剂消耗表4-1-10催化剂和化学药剂消耗项 目年用量，t/a一次装入量，t备注催化剂1200150硫转移催化剂80助燃92、剂（含铂万分之五）20.2Na3PO41.2钝化剂（含锑25%）65阻垢剂15五、工艺流程1、反应-再生部分 原料油进入本装置原料油缓冲罐，换热后进入提升管反应器的第一反应区进行裂化反应，反应后的油气和催化剂通过大孔分布板进入提升管的第二反应区进行氢转移和异构化反应。生成汽油、轻柴油、液化石油气、干气、油浆等气相产物，同时生成焦炭。反应油气与待生催化剂经提升管反应器出口快分设施迅速分离，油气经单级旋风分离器分离催化剂后，离开沉降器进入分馏塔。为保证MIP-CGP工艺对第二反应区催化剂空速的要求，由汽提段底部设待生催化剂外循环抽出系统及外循环管和循环滑阀，向第二反应区补充待生催化剂。待生催化剂经93、汽提段、待生斜管、待生滑阀进入再生器的烧焦罐底部，在富氧、CO助燃剂的条件下进行完全再生。再生过程的过剩热量由外取热器取走。工艺流程图见附图18051F1000 04-01-01。2. 能量回收部分再生烟气首先进入烟机，回收压力能，然后进入余热锅炉，回收热能后经烟囱放空。工艺流程图见附图18051F1000 04-01-02。3. 分馏部分由沉降器来的反应油气进入分馏塔底部，通过人字型挡板与循环油浆逆流接触，洗涤反应油气中的催化剂并脱除过热，使油气呈饱和状态进入分馏塔上部进行分馏。分馏塔顶油气冷却至40，进入分馏塔顶油气分离器进行气液相分离，分离出的粗汽油经粗汽油泵打入吸收塔作吸收剂，富气进入94、气压机。轻柴油自分馏塔自流至轻柴油汽提塔，汽提后的轻柴油由轻柴油泵抽出，冷却至60，分为二路，一路作为产品出装置，一路再冷却至40，送至再吸收塔作吸收剂。分馏塔多余的热量分别由顶循环回流，一中段循环回流、二中段循环回流和油浆循环回流取走。工艺流程图见附图18051F1000 04-01-03。4. 吸收稳定部分从分馏塔顶油气分离器来的富气经压缩后与解吸塔顶气及富气洗涤水、吸收塔底油混合，冷却至40，进入气压机出口油气分离器进行气、液分离，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吸收塔中段回流取走。贫气至再吸收塔进一步吸收后，干气送至装置外。气压机出口油气分离器出来的酸性水送至装置外95、。凝缩油从气压机出口油气分离器抽出后进入解吸塔。解吸塔重沸器用1.3MPa低压过热蒸汽做热源。脱乙烷汽油由塔底流出送至稳定塔。稳定塔底重沸器由分馏塔一中段循环回流油提供热量。液化石油气从塔顶馏出，冷却至40后进入稳定塔顶回流油罐。抽出后一部分作稳定塔回流，其余作为液化石油气产品送至装置外。稳定汽油从稳定塔底流出冷却至40，一部分升压送至吸收塔作补充吸收剂，其余部分送至装置外。工艺流程图见附图18051F1000 04-01-04。六、节能1、节能原则xx石油集团有限公司150104t/a催化裂化装置可行性研究中充分重视节能，节能原则为：（1）采用先进可靠的工艺和技术，减少工艺用能。（2）充分提96、高能量回收率。（3）采用新型高效节能设备，提高能量转换效率。（4）设备及管道布置尽量紧凑合理，以减少散热损失和压力损失。2、节能措施（1）降低生焦采用高效原料油喷嘴和提升管出口快速终止反应技术降低生焦率；采用分子筛催化剂及新型钝化剂，降低催化焦及污染焦炭产率；采用合理的汽提段设计，降低可汽提焦炭产率。（2）最大限度的回收烟气压力能在再生方案有利于回收烟气压力能的基础上，选取恰当的再生压力，并通过主风、烟气系统流程及平面布置的设计优化，降低主风及烟气系统的压降及温降，从设计上保证最大限度的回收烟气压力能。（3）充分利用高温位的热源发生蒸汽，并逐级利用利用外取热器发生中压蒸汽回收反再系统过剩热量，97、回收分馏二中、循环油浆的高温位热量发生中压蒸汽，装置内共发生并外输3.5MPa蒸汽56t/h。（4）回收低温热。利用热水循环，收集分馏塔顶油气、分馏塔顶循环油、轻柴油、分馏一中油、稳定汽油等的低温热共22840kW，供其他装置或管道保温伴热及冬季采暖等。（6）降低循环水用量合理安排换热流程，尽可能多采用空冷器，减少循环水用量。（7）部分机泵采用变频电机。3、能耗分析（1）实物消耗及能耗xx石油集团有限公司150104t/a催化裂化装置的实物消耗和能耗见表4-1-11。由表可知，150104t/a重油催化裂化装置能耗为2426MJ/t原料（58.0kg标油/t原料）。（2）该装置能耗之所以能降得98、较低，有以下几方面原因：在重油催化裂化装置的能耗构成中，焦炭居于最主要的位置，但能耗的大小主要取决于焦炭能量的利用程度，因而在本可研报告的设计中首先考虑充分回收焦炭的能量，如利用外循环取热器发生中压蒸汽回收反再系统过剩热量，装置发生并外输3.5MPa蒸汽共计56t/h，利用烟气轮机回收烟气的压力能以及利用余热锅炉尽可能回收再生烟气的热能等，以提高焦炭的能量利用率。在本设计采用MIP工艺技术结合提升管出口快速终止反应技术，减少催化裂化干气产率，提高原料中氢的利用率，也相应减少了装置焦炭产率。在此基础上，还设计了高效率的汽提段，着力于减少可汽提焦的产率。通过选用合适的催化剂和金属钝化剂，降低污染焦99、的产生。装置内合理安排换热流程,设置低温余热回收系统，供回收低温热3300104kcal/h同时在合适部位可能多应用空冷器，降低循环水用量，使得水耗远远低于同类装置。该装置处理量为150104t/a，规模较大，有利于能量的回收和优化，同时规模大，散热单耗较小，机泵和设备效率也较高。序消耗量燃料低热值总能耗单位能耗项目单位耗量小时耗量年耗量或能耗指标备 注号单 位数量单 位数量单 位数量单 位数量105MJ/aMJ/t123456789101112131新鲜水t / t0.084t / h15104 t/a12.6MJ / t7.129.00.602循环水t / t8.96t / h160010100、4 t/a1344MJ / t4.19563.137.543除氧水t / t0.7t / h125104 t/a105MJ / t385.24044.5269.634燃料气m3n/t4.2m3n/h750104m3n/a630MJ/m3n30.351912.1127.475污水t / t0.1512t / h27104 t/a22.68MJ / t33.4976.05.0646凝结水t / t-0.112t / h-20105 t/a-16.8MJ / t309.8-520.5-34.6987电力kW.h / t13.7032kW.h / h2447104 kW/a2055.48MJ/KW.h101、11.842433.7162.2583.5MPa蒸汽t / t-0.3136t / h-56104 t/a-47.04MJ / t3684.38-17331.3-1155.4291.0MPa蒸汽t / t-0.084t / h-15104 t/a-12.6MJ / t3181.97-4009.3-267.2910焦炭t / t0.09t / h16.071104 t/a13.49964MJ / kg3977353692.13579.4711净化压缩空气m3n/t9.0048m3n/h1608104m3n/a1350.72MJ/m3n1.59214.814.3212非净化压缩空气m3n/t12.102、3424m3n/h2204104m3n/a1851.36MJ/m3n1.17216.614.4413装置向外供热-329按60%计合计242658.0第二节 柴油加氢精制装置一、 概述 （一）设计规模公称规模 50104 t/a，实际处理能力 34.8104 t/a。（二）项目范围设计范围为装置边界线以内部分，由反应（包括压缩机）、循环氢脱硫、分馏、公用工程等部分组成，燃料气脱硫及溶剂再生由全厂统一考虑。中心控制室由全厂统一考虑。（三）原料1、原料油：本装置加工原料为上游催化装置生产的催化柴油。2、氢气：装置所需新氢由制氢装置提供。 （四） 产品1、粗汽油：装置生产的少量粗汽油作为汽油调和组分103、。2、精制柴油：精制柴油硫含量小于500ppm，十六烷值不小于45, 其余指标满足 GB252-2004质量要求。（五） 编制原则1、满足全厂总流程对本装置加工目标的要求。2、采用国内先进、可靠的工艺技术和催化剂，确保产品质量，降低装置能耗。 3、采用效率高、运行可靠的设备，以确保装置长周期安全稳定运转。4、认真贯彻国家有关环保、职业安全卫生、消防法规和要求，做到三废治理、安全卫生等保障措施与主体工程同时设计、同时建设、同时投入运行。确保装置排放指标达到国家及省、地方有关法规规定的指标。5、合理用能，有效降低装置的能耗，达到国内先进水平。6、最大限度实现设备国产化，尽量降低装置投资。二、 原料104、及产品性质（一）原料性质1、原料油性质表4-2-1 原料油的预期性质项目催化柴油处理量，万吨/年34.8密度(20),g/cm30.9馏程, IBP20310%21850%24990%26995%295EBP333氧化安定性,mg/100ml0.31凝点, 0硫含量, g/g272.8氮含量, g/g827.4十六烷值25302、氢气装置所需氢气自全厂氢气管网来，氢纯度99.9%。进装置的边界条件为：温度 40 ，压力 2.4MPa（二）产品性质本装置主要产品为精制柴油，副产部分粗汽油。产品的预期性质由石油化工科学研究院提供，见表4-2-2。表4-2-2 精制柴油产品预期性质运转时间初期末期项105、 目柴油柴油密度(20), g/cm30.8590.958馏程, IBP17317710%21020850%26526590%33133395%317320凝点, -11-11硫含量, g/g12.014.1十六烷值4645三、 装置物料平衡表4-2-3 物料平衡序号物 料 名 称m%数量 t/h数量 104t/a一入方1催柴98.36 41.43 34.80 2氢气1.64 0.69 0.58 合计100.00 42.12 35.38 二出方1NH3+H2S0.14 0.06 0.05 2气体1.02 0.43 0.36 3石脑油0.50 0.21 0.18 4柴油98.34 41.42 3106、4.79 合计100.00 42.12 35.38 四、 工艺技术方案 （一）确定技术方案的原则1、采用国内先进的工艺技术及催化剂。2、采用先进合理、成熟可靠的工艺流程。3、选用性能稳定、运转周期长的机械设备。4、提高仪表控制、安全卫生和环境保护水平。（二）柴油产品质量变化趋势 随着世界范围内环保法规的日益严格，各国已公布的近期及远期柴油质量规格，对硫、苯、烯烃、芳烃等含量都提出了较高要求。作为车用燃料供应商的各炼厂，按期生产符合市场要求的清洁燃料，既是达标的基本要求，也是生存的必由之路。我国也正加快生产和使用清洁燃料的步伐。从2006年1月1日，我国柴油产品将执行GB252-2004，硫含量107、0.2%，氧化安定性（总不溶物）2.5 mgKOH/100ml，十六烷值45（中间基或环烷基原油生产的各号轻柴油允许十六烷值40）。2007年1月1日，京、沪、穗三大城市参照执行世界燃油规范II柴油类标准。2010年1月1日，京、沪、穗三大城市参照执行世界燃油规范III柴油类标准。世界燃油规范和我国已颁布的GB252-2004柴油质量规格见下表：表4-2-4 国际世界燃油规范柴油指标项 目类类类十六烷值， 最小485355十六烷值指数，最小45505215密度（kg/m3），最高860850840总芳烃（m%），最高/2515多环芳烃（m%）， 最高/5290%馏出温度（）最高/3403209108、5%馏出温度（）最高370355340硫含量（m%）， 最大0.50.030.003表4-2-5 我国已颁布的轻柴油标准GB252-2004项 目标 准十六烷值 不小于45色度，号 不高于3.5硫含量%（m/m） 不大于0.250%馏出温度（） 不高于30090%馏出温度（） 不高于35595%馏出温度（） 不高于365氧化安定性，总不溶物，mgKOH/100ml 不大于2.5闪点（闭口）， 不低于55 45（-35号以下牌号）由中间基或环烷基原油生产的各号轻柴油十六烷值允许不小于40。（三）国内外柴油加氢技术现状加氢精制是指油品在催化剂、氢气和一定的压力、温度条件下，含硫、氮、氧的有机化合物109、分子发生氢解反应，烯烃和芳烃分子发生加氢饱和反应的过程。柴油加氢精制的目的是脱硫、脱氮和解决色度及贮存安定性的问题，满足日益严格的环保要求，同时提高柴油的十六烷值。常规的柴油加氢精制工艺已有几十年的历史，技术上非常成熟。新进展主要体现在高活性、高稳定性、低成本新型催化剂的研究和开发上。荷兰AKZO公司目前最好的脱硫催化剂是KF-752和KF-840。KF-752的活性已是60年代中期相应产品的1.7倍，多用于直馏原料。对于二次加工原料则采用KF-840。埃克森研究和工程公司（ER&E）于1992年实现商业应用的催化剂RT-601，采用新型Al2O3载体，使用先进的促进剂浸渍技术，催化剂活性高，110、特别适合于加工重质劣质原料。在加工直硫柴油时，活性与市场上最好的催化剂相当。独联体的列宁石油化工科学生产联合体开发的KrM-70催化剂也具有很高活性。在压力为3.0MPa，空速为3.0h-1，温度为350时，可将直硫柴油的硫含量由1.03%降至0.0026m%，脱硫率达到99.7%。国内近年来也已开发了多种具有世界先进水平的高性能的馏分油加氢精制催化剂。催化剂的外型及适用范围见表4-2-6。表4-2-6 国产加氢精制催化剂的外型及适用范围FH-5ARN-1RN-10FDS-4FH-98形状球状三叶草三叶草三叶草三叶草应用 范围中东高硫直馏柴油及二次加工汽柴油的深度脱硫二次加工煤、汽、柴油、减压111、蜡油馏份油的脱硫、脱氮、脱芳中间馏分油、重质馏分油脱硫中压下处理二次加工汽柴油xx石油化工研究院在已有FH-5，FH-5A等加氢精制催化剂的基础上，成功开发了新一代劣质二次加工油品加氢精制催化剂FH-98。该催化剂于1999年成功地应用到大庆石化总厂四套工业装置上，其中两套为柴油加氢精制装置、两套为汽油加氢精制装置。工业应用结果表明，FH-98催化剂具有高的脱硫、脱氮活性。该剂至今已在8套工业装置成功应用。石油化工研究院开发的新一代加氢脱硫、脱氮、脱芳催化剂RN-10是RN-1催化剂的换代产品。该催化剂依据脱硫、脱氮机理，以改性Al2O3为载体，Ni、W为加氢活性组元,比RN-1 具有更高的脱112、硫、脱氮和芳烃饱和活性及良好的活性稳定性及再生性能。以高硫的中东油、高氮的胜利催化柴油为原料，脱氮活性比RN-1高10%以上；脱硫活性高33%。该剂于1997年4月在广石化20104t/a催化柴油加氢精制装置上首次工业应用。并通过石化总公司的鉴定。到2005年4月， RN-10催化剂的工业应用装置已达到18套。 截止到2004年底，我国共有90套加氢精制装置正在运转，其中绝大部分完全由国内自行设计和建造。国内加氢精制装置的工程技术已十分成熟。（四）工艺技术方案的选择根据xx石油集团有限公司年150万吨进口燃料油综合利用项目的总体规划，本装置加工的原料为催化柴油，原料的硫含量和溴价均较高。根据加113、工原料的情况和用户对产品质量的要求，本装置选择加氢精制工艺，反应部分采用冷高分流程，设置循环氢脱硫设施，分馏部分采用双塔汽提流程。xx石油化工研究院开发的MCI催化剂，已在国内林源炼油厂、大港油田管理局炼油厂、吉化炼油厂、大连化炼油厂等多套工业装置成功应用，具有提高十六烷值幅度大（7-10个单位）、柴油收率高（约95%）、氢耗低特点，由于可用加氢精制-MCI的一段串联工艺加工催化柴油，与两段流程相比，可显著降低投资、降低装置能耗，降低操作费用。（五）主要工艺操作条件装置主要工艺操作条件见表4-2-7。表4-2-7 主要工艺操作条件催化剂精制剂+MCI剂催化剂装量, m335/35入口压力, M114、pa8.0入口氢油比, Nm3/m3700设计处理量, t/h59.5反应器初期末期一层入口293342出口325372温升, 3230二层入口325363出口354393温升, 2930三层入口354385出口367398温升, 1313平均反应温度, 345381总温升, 7473（六）工程技术特点1、采用加氢精制-MCI一段串联工艺，加氢精制催化剂可采用xx石油化工科学研究院的FH-5A或FH-98或北京石油化工科学研究院RN-10或其他性能相当的国产催化剂，MCI催化剂采用xx石油化工科学研究院的MCI催化剂。2、反应部分采用冷高分流程，采用立式油、水、气三相高压分离器。3、采用炉前混115、氢方案，提高换热器效率和减缓结焦程度。4、采用热壁反应器，设三个催化剂床层。采用洛阳石化公司新开发的新型内构件。5、反应器入口温度通过调节加热炉燃料来控制，床层入口温度通过调节急冷氢量来控制。6、为尽量减少换热器结垢和防止反应器顶部催化剂床层堵塞，以及提高换热器传热效率和延长运转周期，罐区原料油储罐采用惰性气体保护。装置内设置小于25自动反冲洗过滤器对原料油进行过滤。并对原料油缓冲罐采用燃料气覆盖措施，以防止原料油与空气接触。在原料油中注入阻垢剂。7、反应流出物空冷器入口处设注水设施，避免铵盐在低温部位的沉积。8、分馏部分采用双塔汽提流程。9、催化剂按器内再生考虑。催化剂再生采用氮气-空气循环116、再生方式，再生过程的注碱系统采用碱液循环流程，降低碱耗，减少污染。10、采用新型双壳程换热器，提高换热器传热效率，使反应流出物及柴油产品进空冷器温度尽可能低，提高加热炉入口温度，减小加热炉负荷，降低装置能耗。11、脱硫化氢汽提塔顶设注缓蚀剂设施，以减轻塔顶流出物中硫化氢对汽提塔顶系统的腐蚀。12、新氢压缩机采用电动往复式，两台，一开一备。 循环氢压缩机采用电动往复式，两台，一开一备。13、催化剂预硫化采用液相硫化方法。五、工艺流程说明 反应部分 自罐区来的原料油在原料油缓冲罐液面和流量控制下，通过原料油过滤器除去原料中大于20微米的颗粒后，进入原料油缓冲罐，原料油缓冲罐用燃料气气封。自原料油缓117、冲罐来的原料油经加氢进料泵增压，在流量控制下，经反应流出物/原料油换热器换热后，与混合氢混合后进入反应流出物/混合进料换热器预热换热至后，然后经反应进料加热炉加热至反应所需温度后，进入加氢精制反应器。该反应器设置两个催化剂床层，床层间设有注急冷氢设施。精制后的反应流出物直接进入MCI反应器进行选择性开环饱和反应，MCI反应器也为两个催化剂床层，床层间设有注急冷氢设施，并设置MCI反应器旁路线，以满足不同产品的灵活操作要求。自MCI反应器来的反应流出物经反应流出物/混合进料换热器、反应流出物/低分油换热器、反应流出物/原料油换热器依次与反应进料、低分油、原料油换热换热至后，然后经反应流出物空冷器118、反应流出物后冷器冷却至45，进入高压分离器。为了防止反应流出物中的铵盐在低温部位析出，通过注水泵将脱盐水注至反应流出物空冷器上游侧的管道中。 冷却后的反应流出物在高压分离器中进行油、气、水三相分离。高分气(循环氢)经循环氢分液罐分液后，进入循环氢压缩机升压，然后分两路：一路作为急冷氢进反应器；一路与来自新氢压缩机的新氢混合，混合氢与原料油混合作为反应进料。含硫、含氨污水自高压分离器底部排出，至酸性水汽提装置处理。高分油相在液位控制下经减压调节阀进入低压分离器。流量很小的低压分离器闪蒸气体排至工厂燃料气管网。低分油经精制柴油/低分油换热器、反应流出物/低分油换热器和精制柴油/分馏塔进料换热器分119、别与精制柴油、反应流出物和精制柴油换热至270后，进入分馏塔。入塔温度用反应流出物/低分油换热器旁路调节阀控制。自装置外来的氢气经脱氯罐后，经新氢压缩机入口分液罐分液后进入新氢压缩机，经两级升压后，与循环氢混合。 分馏部分分馏部分设分馏塔，塔底设重沸炉，塔底321，塔顶170油气经分馏塔顶空冷器和分馏塔顶后冷器冷凝冷却至55、40，进入分馏塔顶回流罐进行气、油、水三相分离。闪蒸出的流量很小的烃类气体经装置外胺法脱硫处理后，排至工厂燃料气管网。含硫含氨污水经泵增压后，与高分污水一起送出装置。油相经分馏塔顶回流泵升压后一部分作为塔顶回流，一部分作为粗汽油出装置。为了抑制硫化氢对塔顶管道和冷换设备的120、腐蚀，在塔顶管道采用注入缓蚀剂措施。缓蚀剂自缓蚀剂罐经缓蚀剂泵注入塔顶管道。塔底精制柴油经柴油泵增压后与低分油换热,然后进入柴油空冷器冷却至50后出装置。催化剂预硫化与再生部分1、催化剂预硫化流程为了使催化剂具有活性，新鲜的或再生后的催化剂在使用前都必须进行预硫化。本设计采用气相硫化方法，硫化剂为二甲基二硫化物（DMDS）。把DMDS抽入硫化剂罐中。硫化时，系统内氢气经循环氢压缩机按正常操作路线进行循环。DMDS自硫化剂罐来，经计量后与来自反应流出物/反应进料换热器的氢气混合后，进入反应进料加热炉，按催化剂预硫化升温曲线的要求升温，通过反应器中催化剂床层进行预硫化。 自MCI反应器来的流出物经121、换热和空气冷却后进入高压分离器进行分离。气体自高压分离器顶部排出，大部分进入循环氢压缩机进行循环，小部分排至装置外。催化剂预硫化过程中产生的水从高压分离器底部间断排出。2、催化剂再生流程催化剂在运转过程中将逐渐失去活性，为了使失活的催化剂恢复活性，本装置设置了催化剂器内再生设施，催化剂再生采用氮气空气循环再生方法。催化剂再生时，反应系统充入氮气，由循环氢压缩机进行循环，催化剂再生烧焦过程中所需的非净化压缩空气由新氢压缩机供给。催化剂再生流程中采用了注氨、注碱措施。液氨由液氨罐经液氨泵升压后注到MCI反应器出口管道中。新鲜碱液由槽车经注碱泵升压后注入到混合器上游侧。碱液与再生气经混合器充分混合后122、进入高压分离器中。高压分离器气体一部分排入大气，大部分在反应系统内部进行循环。高压分离器底部碱液一部分作为废碱液经减压后送出装置。另一部分碱液经碱液循环泵与碱液泵出口新鲜碱液混合进行碱液循环。反应部分工艺流程简图详见附图18051F1000 04-02-01；分馏部分工艺流程简图详见附图18051F1000 04-02-02。六、主要设备选择（一）主要设备汇总1、装置共有设备约88台，其中:主要设备约53台（套），包括: 反应器2台 塔器 1台换热器10台 空冷器 6片 容器14台 加热炉 2台压缩机 4台 泵 13台 过滤器 1套 2、主要引进设备配管部分: 碳钢阀门8个,不锈钢管材12吨。123、加热炉部分: 炉管及弯头。机械部分:加氢进料泵1台。自控部分:高压玻璃板液位计11台高压物位仪表（包括液位开关）6台高精度流量计5台高压调节阀 20台自力式调节阀1台分析仪表3台安全栅350台ESD1套DCS1套3、主要设备规格见表4-2-8。表4-2-8 主要设备规格表序设 备 名 称规 格介 质 名 称操 作条 件数备注号IDTL(mmmm)温度，压力，MPa量一反应器类1加氢精制反应器220012004(切线)柴油、H2、 H2S4008.012床层1MCI反应器240015000(切线)柴油、H2、 H2S4008.012床层二塔类1分馏塔220020040（切线）柴油，汽油，硫化氢3124、300.351三加热炉类1反应进料加热炉6580kW循环氢，原料油4008.312分馏塔底重沸炉4070kW柴油3701.21四冷换类1反应流出物/混合进料换9006000 （切线）管程反应流出物4007.81热器壳程混合进料2708.62反应流出物/低分油9006000 （切线）管程反应流出物4007.71双壳程换热器壳程低分油2700.63反应流出物/原料油9006000 （切线） 管程反应流出物4007.62换热器壳程原料油2109.14反应流出物后冷器9006000 （切线） 管程反应流出物1007.41壳程循环水380.54精制柴油/低分油换热器BES800-1.6-205-6/19125、-2 管程精制柴油2751.43壳程低分油1750.95分馏塔塔顶后冷器BES800-1.6-160-6/25-4管程循环水380.51壳程油气550.46精制柴油/低分油换热器BES800-1.6-160-6/25-4管程精制柴油3501.21壳程低分油2800.7续表4-2-5 主要设备规格表序设 备 名 称规 格介 质 名 称操 作条 件数备注号IDTL(mmmm)温度，压力，MPa量五空冷类1反应流出物空冷器P10.53-6-225管程反应流出物2307.42壳程空气2分馏塔塔顶空冷器P10.53-6-225管程塔顶油气2000.352壳程空气3柴油空冷器P93-6-195管程 柴油1126、501.12壳程空气六容器类1原料油缓冲罐28009000（切线） 立式原料油400.112高压分离器20049000（切线） 立式反应流出物，循环氢457.113低压分离器26008000（切线） 卧式高分液451.214分馏塔塔顶回流罐20046000（切线） 卧式塔顶油气，含H2S400.3515DMDS罐16004000（切线） 立式DMDS常温常压16氨罐12002500（切线） 立式液氨常温1.9317缓蚀剂罐8001600 （切线） 立式缓蚀剂常温常压18燃料气分液罐10003000（切线） 立式 燃料气400.619空气罐22004800（切线） 立式空气400.6110放空罐127、20046000（切线） 卧式油，气常温0.05111地下污油槽160016001800 箱式污油常温常压112脱盐水罐12002500（切线） 立式脱盐水常温0.1113碱罐20046000（切线） 立式碱液常温常压1续表4-2-5 主要设备规格表14柴油脱水罐18006000（切线） 卧式柴油501.0115新氢压缩机入口分液罐8003600（切线） 立式新氢402.1116循环氢压缩机入口分液罐10003600（切线） 立式循环氢457.1117新氢脱氯罐18006800（切线） 立式新氢402.11七过滤器类1自动反冲洗过滤器一套原料油400.5续表4-2-5 主要设备规格表序 名 称128、 规 格数介 质流量 操 作温 度 操 作压 力轴功率备 注号量名 称m3n/h入 口出 口入 口出 口 KW八压缩机类1新氢压缩机*电动往复式 2新氢 7700402.18.75222循环氢压缩机电动往复式2循环氢41000457.18.6372续表4-2-5 主要设备规格表序号 名 称 型 号流量m3/h扬 程M轴功率KW数量台备 注九泵类1加氢进料泵离心泵74110030822注水泵往复泵2.58001123分馏塔塔顶回流泵离心泵506510.024精制柴油泵离心泵360160200.025缓蚀剂泵离心泵0.050.4416放空油泵离心泵15614.217污油回收泵离心泵9347.518129、注碱泵离心泵4.14004.719碱液循环泵离心泵15544.3110酸性水泵离心泵1354.01（二）主要设备的选择 1、新氢压缩机（共2台，一开一备）根据工艺操作要求及流量变化范围，该机采用对称平衡型往复活塞式压缩机，二级压缩，二列布置，最大允许活塞力为16t，压缩机正常工况轴功率约522 kW，可采用630 kW增安型无刷励磁异步电机驱动。机组安装在两层布置的厂房内。机组由压缩机、电动机、润滑油系统、强制夹套冷却系统、检测控制系统、辅助设备、盘车机构等组成。压缩机与电动机之间采用刚性联轴节直联。压缩机按照API618设计制造。压缩机基础件采用对称平衡型往复式,气缸为双作用。每级气缸进、排130、气口均按上进、下出布置。气缸及气缸盖夹套用强制夹套冷却系统冷却。采用双室隔距件。气缸设卸荷器和余隙腔用作气量调节。气缸、活塞环、活塞杆、填料函按无油润滑选材及设计。机组内的所有电气设备均应符合防爆要求。主电机的防爆等级不低于eIIT3，其它用电设备不低于dIICT4。根据国内往复式压缩机制造行业的情况，上海德莱塞兰压缩机股份有限公司、无锡压缩机股份有限公司、沈阳气体压缩机股份有限公司等均具有设计制造该类型氢气压缩机的成熟经验。可根据技术、经济等因素综合评价，择优选用。2、循环氢压缩机（共2台，一开一备）根据工艺操作要求及流量变化范围, 可采用对称平衡型往复式压缩机,单级压缩，二列布置，最大允许131、活塞力为12t，,压缩机正常工况轴功率约372kW, 安全阀定压工况下轴功率约485kW,可采用500kW增安异步低速电机驱动。机组安装在两层布置的厂房内。机组的配置及要求同新氢压缩机组。上海德莱塞兰压缩机股份有限公司、无锡压缩机股份有限公司、沈阳气体压缩机股份有限公司等均具有设计制造该类型氢气压缩机的成熟经验。可根据技术、经济等因素综合评价，择优选用。3、加氢进料泵（共2台，一开一备）主机按引进考虑，备机可采用沈阳水泵厂按引进KSB和M+P技术设计制造的TD系列双壳体多级离心泵，轴功率约300kW,电机可选用增安异步电机。 4、反应器本装置共两台加氢反应器，为热壁板焊结构。主体材质选用SA3132、87Gr22CL.2，内壁堆焊TP.309L+TP.347，堆焊层厚度为6.5mm。两台加氢反应器分别设二个床层。反应器按国内制造考虑，其主体材料按进口考虑。5、高压换热器本装置有四台高压换热器。一台反应流出物/低分油换热器为高低压型，管子0Cr18Ni10Ti，管程材质为15CrMoR+0Cr18Ni10Ti，壳程材质为20R。三台反应流出物/进料换热器为高高压（H-H）型，管壳程材质均为SA387Gr22CL.2(15CrMoR)+0Cr18Ni10Ti。换热管子材质为0Cr18Ni10Ti。七、消耗指标及能耗（一）公用工程消耗汇总公用工程消耗汇总见表4-2-6。表4-2-9 公用工程消耗133、汇总表序号 项 目单位备 注1凝结水t/h-0.5装置自产2新鲜水t/h 4间断3循环水t/h1404脱盐水t/h2.55蒸汽,1.0MPat/h1.06燃料气Kg/h450热值按108000Kcal/ Kg7电KW14008氮气m3n/h1500间断9净化压缩空气m3n/h14510非净化压缩空气m3n/h 2004间断（二）催化剂及化学药剂消耗量催化剂及化学药剂消耗量见表4-2-7。表4-2-10 催化剂及化学药剂总表序号 项 目单位备 注1精制剂t35两年再生一次,寿命6年2MCI剂t35两年再生一次,寿命4年3精制剂保护剂t2两年再生一次,寿命6年410%碱液t650再生一次用量,两年134、一次5瓷球t21二年一次6二甲基二硫化物t21开工一次用量,两年一次7缓蚀剂t/a28无水氨t2再生一次用量,两年一次9脱氯剂t16 一次用量，两年一次10防垢剂t27一次用量，半年一次（三）装置能耗计算方法按SYJ1029-83规定，能耗计算见表4-2-11表4-2-11 能耗计算表序号项 目消耗量燃料低热值或能耗指标总能耗104MJ/a单位能耗MJ/t单位数量单位数量1燃料气Kg/h450MJ/ Kg41.8718841.50454.7821.0MPa蒸汽t/h1MJ/t3181.973181.9776.803电KWh/h1400MJ/kWh12.5617584.00424.434循环水t135、/h140MJ/t4.187586.1814.155净化压缩空气M3n/h145MJ/m3n1.67242.155.84合计976.00（四）能耗分析与节能原则1、能耗分析加氢精制装置单位能耗为976 MJ/t（23.31104kcal/t），比2004年中国石化集团公司炼油企业能源消耗年报6.0MPa轻质油加氢装置的平均能耗值1060 MJ/t (25.32104kcal/t)低11.8。2、节能原则 （1）采用先进的工艺和技术 （2）进行装置工艺流程优化和用能优化，提高工艺设计水平 （3）采用新型高效机泵 （4）充分回收烟气余热，提高加热炉效率 （5）采用先进分离设备 （6）采用新型的换热136、设备3、节能措施根据节能原则，该装置采用了下列几项节能技术和措施。 （1）采用先进工艺和技术节能a、装置采用先进、可靠的工艺技术和适当的操作压力。b、采用高效塔板，提高分离效率，降低能耗。c、设备及管道布置尽量紧凑合理，减少散热损失和压力损失。d、加强设备及管道保温，从而减少散热损失。(2) 提高能量转换效率a、加热炉设氧含量分析仪, 控制烟气中的氧含量，并设置空气预热器回收咽气余热，以提高加热炉效率。本设计加热炉效率为87%，高于石油化工合理利用能源设计导则SHT3003-2004中负荷为612MW的加热炉热效率84%的规定。b、装置内尽量采用高效节能机泵。(3) 提高能量回收率a、优化换热137、网络，尽量回收热量，降低空冷器入口温度。b、采用双壳程换热器，降低热流换热终温。第三节 制氢装置 一、概述根据全厂总流程安排和氢气平衡结果，确定新建制氢装置的公称规模为 8000m3n/h工业氢。本装置由裂化单元和中变气PSA单元组成。裂化单元的工艺技术方案采用洛阳石化工程公司低能耗轻烃蒸汽转化专有技术；中变气PSA单元工艺方案采用变压吸附（PSA）净化技术。裂化单元主要包括：原料气压缩、脱硫、蒸汽转化和一氧化碳变换等。装置年操作时数8400小时。 二、原料及产品性质（一）原料性质进装置温度：40，进装置压力：0.5MPa(G)，组成见表4-3-1。 表4-3-1序号组分名称 mol%1氢气2138、4.7 2甲烷20.57 3乙烷13.994乙烯16.02 5丙烷0.186丙烯1.08 7异丁烷0.14 81-丁烯0.38 9氧气0.67 10二氧化碳3.34 11水0.68 11氮气18.24（二） 产品方案 装置主要产品为工业氢,副产的中变气PSA尾气作为转化炉的燃料。 1.产品方案 工业氢规格：出装置温度40， 出装置压力2.4MPa(G), 组成如下： 组分 mol H2 99.99 CH4 0.01 CO+ CO2 99.5%，装置排放气中的SO2含量必须959999.5105120较低要求使用高活性催化剂，有机硫水解完全，采用选择性氧化催化剂，工艺简单，操作容易Claus(二139、级SCOT（还原-吸收）9599.8170200较高工艺复杂，投资消耗较高，不要求特别严格的H2S/SO22比率控制，有机硫水解完全，尾气中硫化物被加氢还原为H2S并被吸收，SO2排放300Ppm，最低可至1050PPm根据以上表中几种硫磺回收及尾气处理工艺方案技术经济的比较可以看出，在选择硫磺回收工艺类型时，需要在考虑装置规模、硫磺回收率的同时，还要结合装置的周围环境、气象及综合污染效应，在满足环保要求的社会效益前提下，尽可能降低装置投资及操作费用，提高经济效益。Super Claus工艺和MCRC工艺因具有良好的技术经济性，不需要另加尾气处理装置而令人瞩目；还原吸收工艺虽然投资和操作费用较140、高，但尾气净化程度高，SO2排放浓度300PPm，最低已可至10PPm50PPm，环境和规模效益较好，因此仍然是最为成熟，可靠、适于推广使用的工艺。 4、工艺技术方案选择根据上述情况，选择硫磺回收及尾气处理工艺方案时的一般原则是：当采用常规CLAUS工艺，硫磺尾气经热焚烧不能满足排放要求时，首先考虑采用流程较简单，投资较低的低温CLAUS工艺（如MCRC等）及近年开发的SUPERCLAUS工艺，如仍不能满足要求，且装置规模又较大时，才考虑采用流程较复杂，操作费用较高，投资又较大的还原吸收工艺。国家环保局提出了1997年1月1日开始实施的新标准，该标准除严格了烟囱高度和SO2排放量的关系外，还提141、出了SO2排放浓度需小于960mg/m3（标）的要求；这样就要求所有的硫磺回收装置必须采用还原吸收工艺才能达到要求。根据现有酸性气的浓度及流量，结合工厂脱硫溶剂进行集中再生，并与该装置联合布置的特点，尾气处理不需配套单独的溶剂再生系统，尾气吸收溶剂进溶剂再生装置集中处理，降低尾气处理的投资，相应操作费用也有所降低，本可行性研究报告建议采用部分燃烧法，外掺合两级转化的常规克劳斯制硫工艺，尾气处理采用还原-吸收工艺。5 工艺技术特点 采用部分燃烧法、外掺合两级转化Claus制硫工艺。 尾气处理采用还原吸收工艺。硫磺尾气与尾气焚烧炉高温烟气换热升温，利用外补氢气作为加氢反应氢源，总硫回收率最高可达9142、9.8%。 尾气采用热焚烧后经80米烟囱排空，排空烟气中SO2量为5.2kg/h、浓度为817mg/m3，满足国家大气污染物综合排放标准（GB16297-1996）的要求。 液硫脱气采用循环和注氨结合的方式，将液硫中的H2S降到最低，减轻操作环境的污染。 尾气处理不设单独的再生系统，吸收溶剂送入溶剂再生装置，降低投资和消耗。 仪表控制采用DCS控制系统和自动连锁自保系统；设置原料酸性气在线分析控制系统，连续分析酸性气组成，在线控制进炉空气量，尽量保证过程气H2S/SO2为2/1，提高总硫转化率。、工艺流程简述自酸性水汽提及溶剂再生装置来的酸性气经酸性气分液罐分液后进入酸性气燃烧炉。酸性气分液罐143、排出的酸性液，自流至酸性液压送罐，定期用氮气压送到装置外（酸性水汽提装置）处理。由燃烧炉鼓风机来的空气经空气预热器用蒸汽预热至160C后，进入酸性气燃烧炉。酸性气燃烧配风量按烃类完全燃烧和1/3硫化氢生成二氧化硫来控制。燃烧后高温过程气进入管壳式余热锅炉冷却至350，再进入一级冷凝冷却器冷却至170并经除雾后，液硫从一级冷凝冷却器底部进入硫池。过程气经一级掺合阀用炉内高温气流掺合至240，进入一级转化器，在CALUS催化剂作用下，硫化氢与二氧化硫发生反应，生成硫磺。温度为280C的反应过程气经二级冷凝冷却器冷却至160并经除雾后，液硫从二级冷凝冷却器底部进入硫池。过程气经二级掺合阀，用炉内高温144、气流掺合至220，进入二级转化器，在CLAUS催化剂作用下，硫化氢与二氧化硫继续发生反应，生成硫磺。温度为232C的反应过程气经三级冷凝冷却器冷却至158并经除雾后，液硫从三级冷凝冷却器底部进入硫池。尾气再经捕集器进一步捕集硫雾后，进入尾气处理系统。在酸性气进酸性气燃烧炉的管线上设置有酸性气在线分析仪，分析酸性气中H2S及烃类等组成，前馈调节进酸性气燃烧炉的空气量，以保证过程气中H2S/SO2为2：1，使Claus反应转化率达到最高，同时也提高硫回收率，减少硫损失。产生的液硫全部汇集进入硫池，液硫释出放的少量H2S用蒸汽喷射器抽送到尾气焚烧炉。脱气后的液硫由液硫泵送至硫磺成型机进行成型，经包装145、缝袋后存放于仓库中，用汽车送至厂外。经捕集硫雾后的硫磺尾气采用尾气焚烧炉的高温烟气进行加热升温，硫磺尾气被加热至280C与外补富氢气混合后进入加氢反应器。在加氢催化剂的作用下，SO2、COS、CS2及液硫、气态硫等均被转化为H2S。加氢反应为放热反应，离开反应器后温度为347C的过程气经余热锅炉冷至227.5C 进入急冷塔。尾气在急冷塔内利用循环急冷水来降温。70C的急冷水自急冷塔底部流出，经急冷水泵加压后，经急冷水冷却器用循环水冷却至40C后，进入急冷塔顶。部分急冷水经急冷水过滤器过滤后返回急冷水泵入口。因尾气冷却后其中的水蒸汽被急冷水冷凝，产生的酸性水由急冷水泵送至酸性水汽提装置处理。为146、了防止酸性水对设备的腐蚀，需向急冷水中注氨，操作中根据pH值大小，确定注入的氨量。急冷后的尾气离开急冷塔顶进入尾气吸收塔，用甲基二乙醇胺溶液吸收尾气中的硫化氢，同时吸收部分二氧化碳。吸收塔底富液用富液泵送到溶剂再生部分统一处理。从塔顶出来的净化尾气进入尾气焚烧炉焚烧，由燃料气流量控制控制炉膛温度；尾气中残留的硫化氢及其它硫化物几乎完全转化为二氧化硫。焚烧后的尾气经蒸汽加热器和尾气加热器吸收热量后，经烟囱排空。外补氢气由工厂系统供给。硫磺回收部分事故状态时,酸性气送装置内酸性气紧急处理系统焚烧;当尾气处理部分事故状态时,Claus尾气可通过跨线,直接进入尾气焚烧炉焚烧后进入烟囱。工艺流程示意图见147、附图18051F1000 04-05-06、07。主要设备选择1、设备部分一、二级反应器及加氢反应器，设备内部采用内置耐酸隔热衬里，外设保温层结构。由于设备操作状态下沿轴向会产生较大的位移，因此活动支座采用滚动鞍式支座。一、二、三级冷凝冷却器为同壳结构，在操作过程中沿轴向热膨胀较大,活动鞍式支座宜采用滚动鞍式支座。该设备安装完毕后,应保证设备水平轴线向液硫出口端倾斜2%。为防止露点腐蚀管束部分采用09CrCuSb。壳体和管箱材质选用20R，前管箱内衬隔热耐酸衬里，管板采用16Mn锻件。对于盛装液硫的容器，应采用夹套伴热或蒸汽加热盘管的结构形式，以防液硫凝固。在有低温硫化氢应力腐蚀时，壳体部分采用20R制造并热处理,换热管采用抗硫化氢腐蚀的低合金钢（08Cr2AlMo）。2、工业炉类该部分包括有酸性气燃烧器、酸性气燃烧炉、酸性气燃烧炉废热锅炉、尾气焚烧炉等单体设备。现分述如下