年产80万吨重油催化项目可行性研究报告

1、ASEC 80万吨/年重油催化项目可行性研究报告PAGE PAGE 目 录第一章 总论(3)第一节 编制依据和原则 (3)第二节 项目背景及投资意义 (3)第三节 项目建设规模及范围范围 (12)第四节 项目基本情况总结 (14)第二章 原料及产品 (17)第一节 原料 (17)第二节 产品 (18)第三章 生产规模及产品方案 (21)第一节 生产规模 (21)第二节 产品方案 (21)第四章 工艺技术方案 (23)第一节 工艺技术方案的选择 (23)第二节 各装置工艺技术概况 (23)第三节 自动控制 (84)第四节 分析化验 (85)第五章 建设地区自然条件 (86)第一节 气温 (86)

2、第二节 降雨量 (86)第三节 风速和风压 (86)第四节 地震基本烈度 (86)第六章 总图、土建 (87)第一节 总图 (87)第二节 建筑、结构部分 (88)第七章 公用工程及辅助设施 (91)第一节 给排水及消防 (91)第二节 电气 (94)第三节 电信 (94)供热、供风、供氮(95) 储运系(95)第八章 环境保护 (97)第九章 劳动安全卫生及消防 (100)生产过程中职业危害因素分析 (100)主要防范措施 (100)第十章 项目实施计划及建设周期 (102)第十一章 投资估算及资金筹措 (103)第一节 建设投资估算 (103)第二节 总投资及资金筹措 (104) 第十二章

3、 技术经济分析 (105) 第一节 总成本费用估算(105)第二节 财务评价(107) 第三节 敏感性分析(108) 第四节 盈亏平衡分析(108)第五节 财务评价结论(108)附图:附图一: 80万吨/年重油催化项目“80万吨/年重油催化装置工艺流程图”;附图二: 80万吨/年重油催化项目“80万吨/年蜡油加氢装置工艺流程图”;附图三: 80万吨/年重油催化项目“15000Nm3/h焦化干气制氢装置工艺流程图”;附图四: 80万吨/年重油催化项目“3万吨/年硫磺装置工艺流程图”;附图五: 80万吨/年重油催化项目“60t/h污水汽提装置工艺流程图”;附图六:80万吨/年重油催化项目“总平面布

4、置图”。第一章 总论 编制依据和原则一.编制依据1.关于委托编制“80万吨/年重油催化项目的可行性研究报告”的函 ；2.提供的有关基础技术资料；3.国家现行有关标准、规范、规定。二.编制原则1.充分体现社会效益、环保效益和企业效益并重的原则；2.采用先进、成熟、经济适用的工艺技术，使运行成本低廉；3.在满足规范和使用要求的前提下，尽可能控制设计标准，以节约工程造价；4.设备选型立足国产化,关键设备考虑部分引进；5.在满足工艺条件下尽量节省总图布置占地。第二节 项目背景及投资意义一.企业概况地处山东潍坊市开发区，毗邻莱洲弯，是我国重要的海洋化工基地，具有独立的进出口经营权。公司以发展海洋化工新兴

5、产业为主导，集科、工、贸为一体，先后被山东省政府和国务院确定为“山东省重点培植的23家大型骨干企业集团”和“全国120家试点企业集团” 之一，同时也是山东省十大重点扶持的企业集团，综合实力居全国同行业首位。现有主要产品40多种，其中主导产品纯碱、原盐、溴素、三聚氰胺、氯化钙、硝酸钠、亚硝酸钠等的规模、效益、市场占有率等项指标，均居全国同行业首位，并有30多种产品通过了ISO9000系列国家质量体系认证，产品畅销全国并出口140多个国家和地区。,具有较强资金优势。目前,在石化领域公司拥有40万吨/年、15万吨/年延迟焦化装置各一套；以及与上述装置配套的25万吨/年和10万吨/年轻油加氢装置各一套

6、；另外还有在建100万吨/年延迟焦化装置一套，以及与其配套的80万吨/年轻油加氢装置一套；主要产品有乙烯料、柴油、轻蜡油、石油焦、液化气等,各种产品执行并达到国家标准。二.项目背景及投资意义资料表明，我国石油地质资源约为940亿吨，然而可采资源仅为135亿吨，目前探明的只有24%，人均石油资源占有量仅为世界平均水平的1/16。“八五”以来，我国石油产量年均增长率为1.7%，消费量的年均增长率却为4.99%，供求矛盾逐年恶化。从1993年起，我国已成为石油的净进口国；2000年我国原油净进口量高达6000万吨，占当年石油消费总量的26.28%，作为石油制品的轻质油，在我国的消费也呈快速增长态势。

7、全国轻质油消耗量从1991年的6618万吨增至2000年的11040万吨，10年增长了66.5%。据中石油预测，今后几年，我国的轻质油消费将继续以不低于3.5%的速率递增，到2006年，我国轻质油消费总量将达13110万吨。 随着我国社会经济飞速发展,石油资源已凸显短缺，轻质油市场供应紧张。而从海化集团目前的装置产品分布来看，轻质油收率偏低，具备二次加工可能的产品还没有充分利用起来。主要体现在蜡油产品没有进行二次加工，仅作为终端产品出厂。蜡油目前的市场价值偏低，这极大的影响海化公司的经济效益。因此，通过对蜡油（或掺炼部分渣油）进行深度加工和综合利用,以生产更多的轻质油产品,既符合我国既定的能源

8、政策，也能为海化公司创造更多的经济效益。石化分公司经过几年的发展，对重油综合加工利用技术，积累了较为丰富的经验，培养和锻练了一批高素质的技术和管理队伍。在蜡油深度加工技术方面,催化裂化是转化蜡油的基本手段，工艺技术成熟，操作费用低，对各种蜡油原料的适应性大，随着原油加工量的不断增加和人们轻质油品需求的增大其作用越来越被重视。采用催化裂化方法将蜡油转变成汽油、柴油、液化气和燃料气,而在这之前，先对蜡油进行加氢精制，为催化装置提供合格的原料，以保证产品的优质是一条教好的加工路线。 催化裂化装置技术成熟，在国内外许多炼油企业有成功的操作经验，不存在技术风险。由于配有原料蜡油加氢精制装置，所以对原料蜡

9、油适应性更强，适合山东海化集团公司的原料多样性的实际情况。公司100万吨/年重油综合利用项目的蜡油将可以得到充分的利用，大大提高渣油和蜡油的附加值，对公司效益影响较大。总之利用的技术和资金优势建设催化裂化,不仅解决了该公司和周边地区的地方炼油企业蜡油的销路问题, 而且为带来较高的经济效益。 三产品市场分析和价格预测80万吨/年重油催化项目的主要产品是汽油、柴油、精丙烯、液化气等。汽、柴油作为我国主要的车用燃料，产品的销路有保障。 随着我国经济的发展，优质汽、柴油的需求会保持持续增加，价格也长期处于高位; 精丙烯、液化气作为优质的化工原料，市场长期保持旺盛需求，价格长期稳定在较高水平;海化集团石

10、化分公司目前生产和销售的主要产品与上述产品相同，其实际的市场情况及价格走势也说明这些产品是我国经济活动中的少有几个需求持续增加的商品。近期随着原油价格的不断攀升，其下游产品的价格长期处于上涨趋势。所以本项目所生产的产品价格在未来几年内将比较稳定而且处于上涨阶段。而本项目所需的原料由于市场需求不旺，价格将处于稳定状态。由此而来本项目的赢利性好，既便原料市场出现价格上涨，项目本身仍具有较高的抗风险性。(一).市场预测分析本项目的主要产品为汽油、柴油、精丙烯、液化气，都是目前市场上很紧缺的不可再生能源产品，不会出现过剩现象。随着我国经济发展的需要，会越来越紧缺。同时装置副产的干气和硫磺有很广阔的应用

11、范围：催化干气可为本项目燃料气使用，极大的降低了装置的能耗；另外本项目的副产物硫磺有着广阔的应用前景。 从近期的市场来看，本装置所生产的产品价格长期保持在上升趋势，所以本装置的市场前景非常乐观。(二).产品市场分析1. 产品用途 该项目所产精丙烯质量达到聚合级标准，是优质的聚丙烯原料，市场前景非常广阔。 该项目所产液化气是经过气分装置分离丙烯后的产品，经过脱硫精制后作为民用液化气使用。 该项目所产汽油和柴油，达到国家优质汽、柴油标准。2. 国外市场预测分析 本装置生产的产品主要为能源产品,在目前市场上属于紧缺产品。随着我国经济速度的不断增长，未来对成品油的市场需求会越来越大。本项目产品仅立足于

12、供应国内市场，国外市场不做分析。3. 国内市场预测分析(1) 市场供应现状及预测 汽、柴油 我国国民经济增长率GDP“十一五”期间预计为7%,石油消费弹性系数按0.6考虑,并考虑产业结构、能源结构的调整,石油消费增长速度在4.2%左右,其中汽、煤、柴油三大类油品增长幅度在4.5%左右。这样预测2005年全国成品油消费量在13500-14000万吨之间(其中:汽油4100-4200万吨;煤油950-1050万吨;柴油8650-8750万吨,柴汽比2.1),平均每年增长570万吨(与1990-2000年600万吨的平均增长数量相当)。2010年,预测成品油需求约为1.7亿吨,其中汽油5200万吨、

13、煤油1250万吨、柴油10550万吨,柴汽比2.0。全国2005年各省市区成品油消费平衡表(单位:万吨)地 区汽煤柴合计汽 油煤 油柴 油全国表观消费量13700420010008500华北地区1896730192975北京市488230155104天津市3229513214河北省59019810382山西省30412013171内蒙古区192881103东北地区141244256914辽宁省51813233353吉林省3101323170黑龙江省58417815391华东地区442512242522950上海市535159100277江苏省92629429602浙江省82621222592安

14、徽省350908252福建省47911214353江西省258629186山东省105129471687中南地区376110582852421河南省49815041307湖北省42216939214湖南省39712223252广东省19405041371299海南省1722732113广西区3328512235西南地区1042360123559四川省49918570244贵州省1836518100云南省3289528205西藏区3315810西北地区116438695682陕西省35013043178甘肃省268368174宁夏区391424青海省4619126新疆区46013742231全国

15、2010年省市区成品油消费量预测表( 单位:万吨)地区汽煤柴合计汽油煤油柴油全国表观消费量170005200125010550华北地区23338862391208北京市602280193129天津市39711516266河北省72624013473山西省37414516212内蒙古自治区236106128东北地区1738535701133辽宁省63816041437吉林省38016010211黑龙江省71921619484华东地区546314903153658上海市663195124344江苏省113935637747浙江省102125927734安徽省43110910312福建省592137

16、17437江西省3187611231山东省129835988852中南地区467113543532964河南省61518351381湖北省52020648266湖南省49014929312广东省23366651711550海南省2153540140广西壮族自治区44511515315西南地区1358464154741四川省61622587303贵州省2528517145云南省45013535280西藏自治区40181012西北地区1437471120846陕西省43215854220甘肃省33110510216宁夏回族自治区49122230青海省582332新疆维吾尔自治区5681675234

17、8据预测,2005年、2010年国内各区域成品油生产格局将保持2000年态势。2006年全国各地区成品油生产预测表(单位:万吨)地区原油加工量汽油产量煤油产量柴油产量成品油产量东北6756137227122213874华北2626503608481411华东7790119628525003981中南414077625014222448西北26286051159741694西南60127928全国2400044649887984134362010年全国各地区成品油生产预测表(单位:万吨)地区原油加工量汽油产量煤油产量柴油产量成品油产量东北7781158031225694461华北26415076

18、08541421华东9930152436331865073中南5710107034519613376西北277864012210301792西南60127928全国2900053331209960916151据预测,2005年至2010年东北地区仍为国内主要成品油富余地区,其次为西北地区;而2005年中南地区将成为主要缺口地区,其次为西南地区。2010年西南地区将成为主要缺口地区,其次为中南地区、华北地区、华东地区。2005年及2010年全国各地区成品油供需平衡见下表。2006年全国各地区成品油供需平衡表(单位:万吨)地区汽 油煤 油柴 油成 品 油东北93321813062457华北-243

19、-125-115-483华东4143-750-666中南-246-22-748-1016西北21126294531西南-347-111-434-892全国34929-447-69注:“-”为缺口量;其余为富余量。2010年全国各地区成品油供需平衡表(单位:万吨)地区汽 油煤 油柴 油成 品 油东北106924213882699华北-361-184-376-922华东18043-965-749中南-119-16-811-945西北1833160346西南-406-149-557-1112全国546-61-1161-676注:“-”为缺口量,其余为富余量。从上述分析可以看出,华北、华东、中南、西南

20、地区都是成品油,特别是柴油需求的紧缺地区,其中山东省2005年汽油缺口为294万吨,柴油缺口为687万吨。到2010年,省内汽油缺口将扩大到359万吨,柴油缺口扩大为852万吨。本项目工程能提供近50万吨汽、柴油,并且产品将按欧标准出厂,无疑将会为缓解国家油品市场的压力做出贡献。精丙烯该项目中气体分馏装置预计生产5.73万吨精丙烯。生产的精丙烯符合国家标准GB/T 7716-2002，质量要求见下表。 项 目指标 试验方法优等品一等品丙烯含量，%（V/V） 99.699.2GB/T 3392烷烃，%（V/V）余量余量GB/T 3392乙烯，mL/m3 50100GB/T 3392乙炔，mL/m

21、3 25GB/T 3395甲基乙炔+丙二烯，mL/m3 520GB/T 3392氧，mL/m3 510GB/T 3396一氧化碳，mL/m3 25GB/T 3394二氧化碳，mL/m3 510GB/T 3394丁烯+丁二烯，mL/m3 520GB/T 3392硫，mg/kg 15GB/T 11141水，mg/kg 10 101)GB/T 7716-2002附录A甲醇，mg/kg 10精丙烯作为石油化工的基本原料之一，可制备多种基本有机原料，氧化可制备环氧丙烷、丙烯醛、丙烯醇、丙烯酸、丙酮；氨氧化可制备丙烯腈；水合可制备异丙醇、丙酮；次氯化可制备氯丙烯、环氧丙烷，氯化可制备氯丙烯、二氯丙烷；过氯

22、化可制备氯乙烯、四氯化碳；羰基合成制备2-乙基己醇、增塑剂、正丁醛、丁醇、丁酸、异丁醛、异丁醇、甲基丙烯醛等，还是聚丙烯、乙丙橡胶等的单体。 目前精丙烯市场供不应求，全国各地都很紧缺，精丙烯价格长期稳定在8000元/吨左右。市场前景非常好。液化气该项目生产的液化气主要为民用液化气，目前市场的需求量很大。在满足本地需求的前提下，还可销往南方液化气短缺地区，经济效益非常显著。(三).主要原辅材料市场分析 本套装置所需要的主要的原辅材料都是市场比较成熟的产品，市场供应比较充足。项目所需燃料由项目自给，蒸汽、风由集团公司或石化分公司自供。1.供需状况分析 (1).项目原料供应 本项目年消耗80万吨，所

23、需原料由自有的焦化装置和外购.(2).供应可靠性分析 该项目所需原料均来自自有装置的产品，所以原料供应不会出现问题。 (四).价格预测1.产品价格现状及预测近期随着原油价格的不断攀升，其下游产品的价格长期处于上涨趋势。所以本装置所生产的产品价格在未来几年内将比较稳定而且处于上涨阶段。而本装置所需的原料由于市场需求不旺，价格将处于稳定状态。而且由于本装置的赢利性好，既便原料市场出现上涨，本装置仍具有较高的抗风险性。2.主要原辅材料、燃料、动力价格现状及预测由于本装置所需的原辅材料、燃料、动力产品都是市场上较易得到的产品或自供品，所以其价格在未来时间内将处于稳定趋势，而且随着竞争的加剧，有下降的可

24、能。目前蒸汽价格为100元/吨（企业自供），供电价格0.55元/kWh。第三节 建设规模及范围 一.建设规模本项目的装置和罐区按重油催化处理能力80104t/a设计，并配套80104t/a的蜡油混合加氢、15000Nm3/h焦化干气制氢、3104t/a硫磺和60t/h污水汽提装置,具体内容如下:1. 项目生产主单元(1) 催化裂化 80104t/a (2) 气体分馏 20104t/a(3) 催化配套（汽油、液化气脱硫醇和干气、液化气脱硫）(4) 蜡油加氢 80104t/a(5) 焦化干气制氢 1.5104Nm3/h(6) 硫磺回收 3104t/a(7) 污水汽提 60t/h2.油品储运系统(1

25、)新增蜡油储罐20000m3，催化汽油储罐29000m3，催化油浆储罐8000m3，液化气球罐6000m3，丙烯球罐6000m3，碳四球罐6000m3。(2)新增液化气出厂设施。(3)新建火炬设施：设一座高60米，直径600 mm的火炬及其配套设施。3.公用工程系统(1)新鲜水系统利用现有设施。生产、生活用水均采用地下水。(2)新建一座6000 m3/h循环水场。 (3)新建一座200 m3/h污水处理场。(4)供电：设主配电室1座,及其它区域配电室。 (5)空压站：扩建120m3n/min的供风系统。 (6)新建一座150 m3/h软化水站。(7)新建一座高压消防站。二. 研究范围 本可行性

26、研究报告的研究编制范围及单元划分如下,见表-3： 项目设计范围及单元划分 表-3：序号装置(单元)名称备 注1 催化裂化装置80104 t/a 2 气体分馏装置20104 t/a 3催化配套（汽油、液化气脱硫醇和干气、液化气脱硫） 4 蜡油加氢装置 80104 t/a 5 焦化干气制氢装置 1.5104Nm3/h 6 硫磺回收装置3104 t/a 7 污水汽提 60t/h 8总图运输 8.1工厂总图含围墙、大门、守卫室、绿化 8.2厂区竖向含场地平整、道路、排雨水 9油品储运 9.1蜡油罐区 9.2催化产品罐区 9.3丙烯和碳四罐区 9.4液化石油气罐区 9.5液化汽出厂设施 9.6火炬设施

27、9.7工厂管网含工艺、热力、给排水、消防管网10给排水10.1污水处理场10.2循环水场10.3新鲜水系统11消防系统12供电12.1各装置变配电所12.2厂区供电、照明及电信13空压站14软化水站第四节 项目基本情况总结一. 项目主装置概况：1.项目主装置建设规模：新建80万吨/年重油催化装置（包括配套气分和双脱部分）、80万吨/年蜡油加氢装置、1.5104Nm3/h焦化干气制氢装置、3104t/a硫磺回收装置、60t/h污水汽提装以配套公用工程。2.工艺技术：本项目中催化部分采用多产液化石油气(尤其是丙烯)和高辛烷值汽油工艺。其工艺特点为以加氢蜡油和减压渣油为原料，在较高的反应温度、较深的

28、反应深度、较低的油气分压、较高的剂油比、并在添加了择型分子筛的专用催化剂的作用下进行催化裂解反应，生产较多的丙烯及高辛烷值汽油。蜡油加氢部分采用有成功工业应用经验的加氢精制催化剂和保护剂，技术先进可靠。以焦化蜡油和直馏蜡油为原料，在较高的反应温度、较低的空速和较高的氢油比下，与催化剂进行加氢精制反应，生产优良的催化原料（精制蜡油）及部分石脑油和柴油。催化剂采用中国石油化工集团公司抚顺石油化工研究院开发的FH-98加氢精制催化剂。反应部分采用炉前混氢方案；汽提塔采用直接吹汽法；催化剂的预硫化采用湿法硫化方案，催化剂再生采用器外再生。焦化干气制氢部分采用轻烃蒸汽转化制氢技术，中变气采用变压吸附净化

29、法（PSA净化法）。工艺技术先进，设备全部国产化，操作安全可靠。（制氢规模：15000Nm3/h）。污水汽提部分采用单塔加压侧线抽氨汽提工艺。不仅净化了酸性水，同时侧线抽出的富氨气经冷凝、压缩后以液氨出装置；塔顶酸性气专线送至硫磺回收装置。硫磺部分采用部分燃烧法，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。3.生产制度：本装置年开工按8000小时计，为连续生产。4.原料：本项目所用原料以蜡油和减压渣油为原料。5.产品方案：本项目主要产品方案为：柴油、汽油,精丙烯、液化气和硫磺。6. 水、电、蒸汽消耗 循 环 水 5307 m3/h；电 力 14403.8kW/h；蒸 汽 -

30、49.9 th ；(3.5MPa)蒸 汽 41.9 th ；(1.0MPa)压缩空气 5960 Nm3h;氮 气 350 nm3h; 6.三废排放概况装置正常生产时,含硫污水经酸性水汽提装置,脱除H2S及NH3后,与外排含油污水一起去污水处理场进行处理，达标后排放,非正常情况下排放的瓦斯进火炬系统。装置内加热炉烟囱排出的烟气含有少量的SO2、CO2，设计中考虑采用高空排放的措施。加热炉为主要噪音源，选用低噪声燃烧喷嘴并加隔音措施。废渣：装置内置换出的废催化剂由专业厂家回收。7.占地本项目布置在石化分公司100万吨/年重油综合利用预留空地上。8.定员本项目操作为四班三倒,需增加定员约300人9.

31、投资及收益(1)若本项目得以实施，需建设投资82534万元。(2)若本项目得以实施，企业年均可获471595万元的销售收入和42273万元的利润总额，投资回收期为4.49年，财务内部收益率为35.38%，财务净现值为145068万元。这些都大大好于行业标准。二. 结论 本项目主装置所采用的工艺技术路线成熟先进，产品附加值高，市场前景好，经济效益显著，项目抗风险能力较强。建议尽快实施。 第二章 原料及产品第一节 原 料一.原料的性质重油催化装置主要以加工加氢后的蜡油和掺炼部分渣油为原料，蜡油加氢装置的原料性质和催化装置加工的混合原料性质分别见下表。 蜡油加氢装置原料性质 常压蜡油焦化蜡油混合原料

32、加工量，万吨/年404080比重（15.6/15.6），g/cm30.94650.92260.9336总硫，wt-%2.052.332.2总氮，wt-ppm450075006000碱氮，wt-ppm4501500950残炭，wt-%0.550.350.5镍，wt-ppm1.420.040.29钒，wt-ppm2.30.120.81闪点（开口），223185185折射指数-苯胺点，-凝固点，402836运动粘度，mm2/s 501223465运动粘度，mm2/s 1002159.5馏分，0%3032802905%36133834910%37036136530%42240941650%473422

33、45370%50344547990%55047451295%575495535100%/催化混合原料油性质序号项 目加氢蜡油减压渣油混合原料1混合比，80202比重，d4200893098750.91193粘度，mm2/s500C800C1000C12610582214638902654闪点（开口），0C2785残炭， W%16.25.46灰分，W%0.1087初馏点，3333545%，36346810%，37651330%，41554150%，48870%，49249390%，54595%，594100%，643干点，第二节 产 品主要产品项目主要产品见下表 序号 产品名称产量（104 t/

34、a）去向1 液化石油气11.47 出厂销售2 精丙烯 5.73 出厂销售3 汽油34 出厂销售4 柴油16 出厂销售5催化油浆2.8出厂销售6干气2.8作为装置自用燃料气7硫磺3.0出厂销售合计72.8各产品执行的产品标准各产品执行的产品标准见下表 序号产品名称执行标准备注1液化气GB11174-19972汽油GB17930-19993柴油GB252-20004精丙烯 GB/T 7716-20025硫磺GB2449-92主要产品质量 (见以下各表) 产品质量要求无铅汽油部分质量要求项目质量指标GB17930-199990号93号95号研究法辛烷值 909395抗暴指数 858890硫含量，%(

35、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注：国家已于2005年7月1日起强制执行新的汽油质量标准要求，即无铅汽油的含硫量从原来的0.08%降为0.05%，以使汽车排放指标达到欧标准。轻柴油部分质量要求项 目GB252-200010号5号0号-10号-20号色号，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冷滤点， 不高于1284-5-

36、14闪点（闭口）， 不低于55十六烷值， 不小于45 2. 产品性质汽油、轻柴油和油浆性质序号项 目稳定汽油柴油油浆备注1密度（20），g/cm30.720.9051.01932运动粘度mm2/s：20 504.6382.71535/8015/1003凝点，4辛烷值，RONCMON92815计算十六烷指数26306诱导期，min5007S，w% 800ppm1200ppm8馏程 9初馏点451781010%2191150%982861290%3481395%18035214终馏点190360 第三章 生产规模及产品方案 生产规模1.项目主装置建设规模：新建80万吨/年重油催化装置（包括配套吸收

37、稳定、气分和脱硫部分）、80万吨/年蜡油加氢精制装置、1.5104Nm3/h焦化干气制氢装置、3万吨/年硫磺装置、60t/h污水汽提装置以配套公用工程。2.装置开工时数：装置开工时间8000小时。 产品方案一. 产品加工方案：1.原料蜡油在80万吨/年蜡油加氢精制装置经加氢精制后与减压渣油混合后作为80万吨/年重油催化装置的原料，经催化反应后再经过气分、产品精制，生产出民用液化气、精丙烯、汽油、柴油等产品。全厂燃料气脱硫后作为燃料自用。2.蜡油进80万吨/年蜡油加氢精制单元精制，精制蜡油作为中间产品进催化装置。3.1.5104Nm3/h焦化干气制氢利用干气与蒸汽混合进入转化炉制成中变气，经脱硫

38、变换、变压吸附产出氢气。二.全厂物料平衡全厂总物料平衡见下表。 全厂总物料平衡表 物料数量104t/a 一.原料 1.蜡油80.00 2.渣油16.00合计80.00 二.产品 1.液化石油气11.47 2.精丙烯5.73 3.汽油34.004.柴油28.85.催化油浆2.806.硫磺3.07.液氨0.238 三.燃料气 1.干气2.8 四.损失0.40 第四章 工艺技术方案工艺技术方案的选择一. 工艺技术方案确定的依据目前,原油市场价格逐步提升，以渣油为主要原料的焦化装置效益逐步递减。而以较高轻油收率为著称的催化装置的效益却比较明显，所以本可研新上的以催化装置为龙头的项目是可行的。因为海化集

39、团已有加工量为140万吨/年的焦化装置，其产品中有大量的蜡油产品。蜡油经加氢后可作为催化的加工原料。所以本项目原料资源充足。在蜡油（掺炼部分渣油）深度加工技术方面,催化裂化是转化蜡油（或渣油）的基本手段，工艺技术成熟，操作费用低，生产优质的汽油和柴油，同时其配套的气分装置可生产出民用液化石油气和精丙烯。本项目蜡油加氢的氢气由焦化干气制氢装置提供。二.工艺技术方案的选择在工艺技术方案的选择上, 催化技术将蜡油和渣油转变成汽油、柴油、液化气和精丙烯,本流程方案是一条成熟且经济的技术方案,该方案具有原料来源广阔，产品质量高，经济效益和社会效益明显的特点。因此,该重油综合利用项目采用蜡油催化裂化及蜡油

40、加氢的组合工艺。该项目主装置分为催化装置、蜡油加氢装置、焦化干气制氢装置及配套硫磺污水汽提装置。第二节 各装置工艺技术概况一. 催化装置本设计为催化裂化联合装置，其中包括：80104t/a催化裂化装置；20104t/a气体分馏装置；产品精制装置(包括：干气及液化石油气脱硫、液化石油气脱硫醇、汽油脱硫醇、 溶剂再生)。1. 80104t/a催化裂化装置工艺技术方案(1) 采用多产液化石油气(尤其是丙烯)和高辛烷值汽油工艺。其工艺特点为：以加氢蜡油和减压渣油为原料，在较高的反应温度、较深的反应深度，较低的油气分压，较高的剂油比，并在添加了择型分子筛的专用催化剂的作用下进行催化裂解反应，生产较多的丙

41、烯及高辛烷值汽油。目的产品产率高,该工艺技术高价值产品汽油、液化石油气、三碳烯烃、四碳烯烃产率高。产品质量好,该工艺在多产液化石油气和汽油的情况下液化气富含烯烃、且汽油质量好。汽油辛烷值RONC达90以上，诱导期长，安定性好。柴油产率较低，其十六烷值与FCC柴油十六烷值基本相当。灵活的工艺条件和操作方式,反应温度510540，剂油比68，可以单程、重油回炼操作。通过调整工艺操作条件可灵活地实现产品方案转化。(2) 采用复合分子筛催化剂及多种助剂为满足本装置多产液化石油气及高辛烷值汽油的要求，设计考虑采用生产高辛烷值汽油、多产液化石油气、重油裂化能力强的复合型分子筛催化剂。从稳定操作、保证装置长

42、周期运转及环境保护角度出发，设计中考虑添加CO助燃剂、油浆阻垢剂等助剂。其中CO助燃剂为实现完全再生提供了可靠的保证；油浆阻垢剂的应用对于避免或减轻油浆系统的结垢十分有效，为该系统长期高效运转创造了有利条件。(3) 采用同轴式反应-再生器本设计采用同轴式两器布置方案，以减少设备投资、减少占地。同时该类型装置具有技术先进、操作简单、抗事故能力强、能耗低等特点。工艺技术及特点(1) 再生技术及特点近年来，催化裂化反应-再生技术已有长足发展。单段逆流再生技术是目前国内催化裂化技术中最可靠先进的再生技术，该技术已成功应用于数套新建的大中小型催化裂化。实践证明，该技术具有技术先进、操作简单、抗事故能力强

43、、能耗低、占地面积小等优点，较其他型式具有明显的技术优势。因此设计选用具有成熟应用经验且操作简单的同轴式单段逆流高效再生两器技术。再生工艺技术再生方案的选择原则考虑两个主要因素：其一满足再生催化剂的定碳要求，使催化剂的性能得以充分发挥；其二是避免采用过于苛刻的再生条件，恢复并保护催化剂活性。本装置采用单段再生，并采取以下措施，以保证催化剂定碳0.1%。采取加CO助燃剂的完全再生方案采用该方案后，由于平均氧浓度的提高可使再生剂含碳明显降低。对于单段再生其效果更加明显。采用较低的再生温度较低的再生温度有利于提高剂油比并保护催化剂活性，为反应原料提供更多的活性中心。采用逆流再生通过加高待生套筒使待生

44、催化剂进入密相床上部，并良好分配，然后向下流动与主风形成气固逆流接触，有利于提高总的烧焦强度并减轻催化剂的水热失活。采用待生催化剂分配技术在待生套筒出口设置特殊设计的待生催化剂分配器，使待生剂均匀分布于再生密相床上部，为单段逆流高效再生提供保证。采用高床层再生设置较高的密相床层，不仅可以提高气固的单程接触时间，而且有利于CO在密相床中燃烧，并提高催化剂输送的推动力。采用改进的主风分布管主风分布的好坏直接影响再生器的流化质量，从而影响烧焦效果。单段再生的再生器直径较大，因此主风分布好坏尤为重要。为改善流化质量，采用改进的主风分布管，可以满足装置长周期操作的需要。再生工艺技术特点同轴式单段逆流高效

45、再生技术具有以下特点： 结构简单，占地省两器同轴式布置，结构简单、装置总高度低、占地面积小。操作控制简单、灵活装置控制参数少，两器差压范围大，操作灵活，抗事故能力强。再生效果好配置待生催化剂分配器，形成单段逆流再生条件，再生效果好，同类装置再生剂定碳小于0.1%，大多在0.06%左右，适合于加工重质催化裂化原料。催化剂失活少催化剂从密相段中部进入再生器，焦炭中的氢集中在床层上部燃烧，减少了水蒸汽在催化剂床层中的停留时间，有效减少了催化剂的水热失活。能耗低两器系统简单，再生器压降小，主风机及烟气系统简单合理，操作灵活，能量回收率高，装置能耗低。主风、烟气流程简单主风控制简单，配置烟气能量回收机组

46、后，再生器风量可固定，有效提高了装置操作的稳定性；烟气能量回收率高。特殊的催化剂输送型式，具有较强的催化剂循环输送能力。同轴单段两器结构见下图： (2) 反应技术及特点反应工艺技术:反应部分的技术决定了催化裂化产品的产率和质量，决定着装置的经济效益，因此本装置设计吸收国内同类装置积累的先进经验，并结合本装置的具体特点，采取以下措施，以有效提高汽油收率、降低干气和焦炭产率，避免沉降器结焦。采用多产液化石油气(尤其是丙烯)和高辛烷值汽油工艺，营造较长的反应时间，较低的油气分压，较高的剂油比，生产较多的丙烯及高辛烷值汽油；采用高效雾化喷嘴并采用较高的原料油预热温度，以降低原料进喷嘴的粘度，确保原料的

47、雾化效果及油气接触效果；设置予提升段。改善催化剂与原料接触前的流动状况，使油气与催化剂接触前，以接近活塞流的形式向上流动，使催化剂与原料保持均匀接触。提升介质为自产干气，可减轻催化剂水热使活并降低蒸汽消耗；提升管出口采用粗旋快速分离技术。为使油气与催化剂迅速分离，减少过裂化反应，在提升管出口设置效率较高的粗旋风分离器，快速终止催化裂化反应，力求减少油气不必要的二次反应及避免沉降器结焦。采用高效汽提技术。设计主要从改进汽剂接触即改进档板结构、改善蒸汽分配及增加催化剂停留时间三方面入手，减少催化剂所携带的油气量，进一步降低可汽提焦炭产率，在较低的蒸汽耗量下取得理想的汽提效果。以上技术的采用，可大大

48、提高装置总体技术水平，提高有效产品的产率和质量，是目前普遍采用的、提高装置经济效益的有效手段。反应工艺技术特点:采取上述的反应工艺技术措施，使得催化剂在从进入提升管反应器至离开沉降器汽提段的整个过程中均处于优化状态。通过予提升段尽可能地使催化剂流动均匀。采用高效雾化喷嘴使催化剂与良好雾化并均匀分布的原料油雾滴接触，达到瞬间汽化、反应的目的。使用快分和油气快速导出技术减少过裂化反应及热裂化反应，使反应油气在高温区的停留时间尽可能缩短。加之完善的汽提设施，从而达到提高轻质油收率，降低干气、焦炭产率之目的。(3) 合理采用的外取热技术及特点外取热器采用全返混式专利技术。该外取热器的催化剂进出口为同一

49、管道，不设滑阀。外取热器通过调节流化两段流化风量来达到调节取热负荷、控制再生温度的目的。采用的外取热器具有结构简单、操作方便、调节灵活、运行可靠等特点。其取热管采用专利技术的肋片管，具有传热系数高、设备结构紧凑、抗事故能力强(取热管断水不易破裂漏水)等优点。外取热水系统采用自然循环方式，节省动力，运行可靠。(4) 产汽系统和余热锅炉技术产汽系统是为回收装置再生器内余热及工艺物流的中高温位余热而设置的。循环油浆、分馏二中及再生器内催化剂温位较高，组成一个中压产汽系统，产中压饱和蒸汽(255, 4.22MPa)。余热锅炉系统回收再生烟气的物理显热，产生中压饱和蒸汽,并过热产汽系统及余热锅炉系统所产

50、生的所有饱和蒸汽至450、3.82MPa。 设置一台余热锅炉回收再生烟气余热，其中烟气高温段过热中压饱和蒸汽，中温段产生中压饱和蒸汽，低温段预热装置及余锅本体产汽用的除氧水。并在余热锅炉内设置辐射过热段，通过补燃燃料气，保证将中压蒸汽过热到450、3.82MPa。装置自产蒸汽全部为中压蒸汽，在余热锅炉内过热，供气压机组使用。(5) 分馏、吸收稳定技术分馏、吸收稳定系统设计着眼于在保证产品分离精度的前提下，通过流程的合理配置降低消耗、优化用能。分馏塔设四个循环回流取热，即顶循、一中、二中及油浆，各部分取热比例为：顶循一中二中油浆20.6%31.8%8%39.6%其中顶循热量主要用来加热原料、低温

51、热水；一中除供稳定塔底重沸器外，多余热量用于加热低温热水；油浆热量首先用于加热原料油，剩余部分用于发生中压蒸汽；二中温位高达320330，此部分热量用于发生中压蒸汽，既符合热量逐级利用的原则，又保证了操作时的灵活性。吸收解吸部分采用双塔流程，为满足产品分离的要求在设计中采取如下提高分离效率的措施：适当增加再吸收塔及稳定塔塔盘数量。充分利用稳定汽油热量，使稳定塔进料保持合适的温度，降低塔底重沸器热负荷。合理选择吸收剂进吸收塔的位置。解吸塔采用冷、热两段进料以降低塔底重沸器高温位热负荷。采用深度稳定方案，既可多回收液化石油气，又可降低补充吸收剂用量。(6) 其它多项新技术装置设计采用多项新技术、新

52、设备、新材料等，以提高装置总体技术水平。 首先采用高效旋风分离器：从维持反再系统平稳操作，减少催化剂自然跑损的角度出发，本装置反再系统中旋风分离器均采用分离效率高、结构简单及操作弹性大的高效立式旋风分离器。经工业装置运转证明，立管式三级旋风分离器可除去粒径大于10的催化剂粉尘，有效地保护烟机。采用280大处理量分离单管,以节省投资。 其次有针对性地采用新型冷换设备：分馏塔顶油气冷凝系统的压降大小直接影响气压机的功率消耗以及吸收系统的操作。因此，分馏塔顶低温热回收、水冷系统采用低压降折流杆式冷凝器。同时，为减少气体压降，保证吸收稳定系统的高效率操作，气压机二段出口水冷器也采用折流杆冷凝冷却器。顶

53、循环油、轻柴油、一中段油、稳定汽油等低温热回收系统换热器采用U型管换热器，以保证热水水质。 另外单、双动滑阀及塞阀均采用电液执行机构和冷壁式阀体结构。机组配置 主风机组采用一开一备两套机组。主机为烟气轮机轴流主风机电动机三机组；备机为离心主风机电动机。 气压机组气压机组采用背压蒸汽轮机驱动的二机组配置方式，即采用气压机中压背压式透平二机组配置。气压机的负荷可以方便地利用转速调节。与恒转速运转的气压机组相比，可较大幅度地节省运行费用，降低装置能耗。主要操作条件(1) 反应再生反应压力 0.20 MPa（表）反应温度 515520再生压力 0.24 MPa（表）再生温度 680700 (2) 分馏

54、分馏塔顶压力 0.17 MPa（g）分馏塔顶温度 110分馏塔底温度 360(3) 吸收稳定吸收塔顶压力 1.3 MPa（g）解吸塔顶压力 1.5 MPa（g ）再吸收塔顶压力 1.25 MPa（g ）稳定塔顶压力 1.1 MPa（g）装置工艺流程装置由反应-再生、分馏、吸收稳定(含气压机)、主风机-烟机系统、余热锅炉、余热回收站组成，各部分流程叙述如下。反应再生部分原料油自装置外进入原料缓冲油罐，经原料油泵升压后，先经原料油-顶循环油换热器与顶循环油换热后、再通过原料油-轻柴油换热器、一中段油-原料油换热器，最终经油浆-原料油换热器加热至200左右，然后与从分馏来的回炼油混合后分路经原料油雾

55、化喷嘴进入提升管，与690高温催化剂接触进行原料的升温、汽化及反应。反应后的油气与待生催化剂在提升管出口经粗旋风分离器迅速分离后经升气管密闭进入沉降器四组单级旋风分离器，再进一步除去携带的催化剂细粉后离开沉降器，进入分馏塔。积炭的待生催化剂经粗旋料腿及沉降器单级旋风分离器料腿进入汽提段，在此与蒸汽逆流接触以置换催化剂所携带的油气。汽提后的催化剂沿待生立管下流，经待生立管、待生塞阀、待生催化剂分配器进入再生器，在690左右的再生温度、富氧及CO助燃剂的条件下进行逆流完全再生。烧焦过程中产生的过剩热量由外取热器取走。再生后的催化剂通过再生立、斜管及再生滑阀，进入提升管反应器底部，在干气的提升下，完

56、成催化剂加速、分散过程，然后与雾化原料接触。为防止原料中所含重金属对催化剂造成污染，设置金属钝化剂加注系统。桶装金属钝化剂先经化学药剂吸入泵打进化学药剂罐，然后由化学药剂注入泵连续注入至提升管的进料管线上。再生器烧焦所需的主风由主风机提供，主风自大气进入主风机，升压后经主风管道、辅助燃烧室及主风分布管进入再生器。其中部分主风经增压机升压后，分别作为外取热器流化风、提升风及待生套筒流化风。再生器烧焦产生的烟气，先经再生器两级旋风分离器分离其中携带的催化剂，再经三级旋风分离器进一步分离催化剂后，进入烟气轮机膨胀作功，驱动主风机组。从烟气轮机出来的烟气，进入余热锅炉进一步回收烟气的热能，使烟气温度降

57、到180以下，最后排入大气。当烟机停运时，主风由备用主风机提供，此时再生烟气经三级旋风分离器分离催化剂后由双动滑阀及降压孔板降压后再进入余热锅炉。开工用的催化剂由冷催化剂罐或热催化剂罐用非净化压缩空气输送至再生器，正常补充催化剂可由催化剂小型加料线输送至再生器。CO助燃剂由助燃剂加料斗、助燃剂罐用非净化压缩空气经小型加料管线输送至再生器。三级旋风分离器回收的催化剂，由三旋催化剂储罐用非净化压缩空气间断送至废催化剂罐。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”进入分馏塔进行分馏。分馏塔顶油气经分馏塔顶油气-热

58、水换热器换热后，再经分馏塔顶油气干式空冷器和分馏塔顶油气冷凝冷却器冷却至40，进入分馏塔顶油气分离器进行气、液、水三相分离。分离出的粗汽油经粗汽油泵分成两路，一路作为吸收剂送入吸收塔；一路作为反应终止剂打入提升管上部。富气进入气压机。含硫的酸性水由富气水洗泵抽出，作为富气洗涤水送至气压机出口管线和分馏塔顶管线。轻柴油自分馏塔抽出自流至轻柴油汽提塔，汽提后的轻柴油由轻柴油泵抽出，经原料油轻柴换热器、轻柴油-富吸收油换热器、轻柴油-热水换热器及轻柴油空冷器冷却至60后，一路作为产品直接出装置，另一路经贫吸收油冷却器冷却至40送到再吸收塔作吸收剂。回炼油自分馏塔自流至回炼油罐，经二中及回炼油泵升压后

59、一路与原料油混合进入提升管反应器，另一路返回分馏塔，第三路作为二中段循环回流。分馏塔多余热量分别由顶循环回流、一中段循环回流、二中段循环回流及油浆循环回流取走。顶循环回流自分馏塔第四层塔盘抽出，用顶循环油泵升压，经原料油-顶循环油换热器、顶循环油-热水换热器温度降至90返回分馏塔第一层。一中段回流油自分馏塔第二十一层抽出，用一中循环油泵升压， 经稳定塔底重沸器、一中段回流油-原料油换热器、一中段回流油-热水换热器换热，将温度降至200返回分馏塔十八层。二中段油自分馏塔第三十三层与回炼油一同抽出，经二中及回炼油泵升压，分馏二中段循环油经蒸汽发生器发生3.5MPa级饱和蒸汽，温度降至280返回分馏

60、塔第三十层。油浆自分馏塔底由循环油浆泵抽出后分为两路，一路作为回炼油浆直接送至提升管反应器；另一路经油浆-原料油换热器、循环油浆蒸汽发生器发生3.5MPa级饱和蒸汽将温度降至280后再分为两路，大部分作为上下返塔至分馏塔，小部分经产品油浆冷却器冷却至90，作为产品油浆送出装置。为防止油浆系统设备及管道结垢，设置油浆阻垢剂加注系统。桶装阻垢剂先经化学药剂吸入泵打进化学药剂罐，然后由化学药剂注入泵连续注入循环油浆泵入口管线。吸收稳定部分富气进入气压机一段进行压缩， 然后由气压机中间冷却器冷至40，进入气压机中间分离器进行气、液分离。分离出的富气再进入气压机二段。二段出口压力(绝)为1.6MPa。气