100万ta催化裂化装置建设项目可行性研究报告

332051F0202第目录TOC\o"1-2"\h\z1总论 11.1项目及建设单位基本情况 11.2编制依据和原则 31.3研究范围及编制分工 31.4项目背景及建设的必要性 41.5主要研究结果 72市场 142.1产品品种、规格和用途 142.2产品市场分析与预测 153建设规模、产品方案 193.1建设规模 193.2产品方案 194工艺装置技术及设备方案 224.1工艺技术选择 224.2工艺概况、流程及消耗定额 464.3工艺设备技术方案 594.4工艺装置“三废”排放 774.5占地、建筑面积及定员 785原料、辅助材料及燃料供应 806自动控制 806.1概述 806.2装置自动控制水平 816.3先进控制技术与优化控制技术 826.4主要控制方案 826.5仪表选型原则 836.6控制室的设置原则 846.7大型机组的控制与保护原则 856.8消耗指标 856.9仪表定员 866.10主要设备清单 867总图运输和储运 897.1总图运输 897.2工厂运输 937.3储运 937.4土建 948公用工程及辅助生产设施 1008.1新水 1008.2循环水系统 1008.3净化风、非净化风系统 1018.4氮气系统 1028.5排水系统 1028.6含硫污水的处理 1038.7蒸汽系统 1049节能 1059.1编制依据 1059.2节能原则 1059.3能耗分析及节能措施 1059.4节能措施 10910节水 11111消防 11211.1概述 11211.2消防水管网设置原则。 11211.3火灾报警系统 11211.4装置内消防设施 11211.5可依托的消防条件 11312环境保护 11512.1建设地区环境现状 11512.2设计依据和环境保护标准 11912.3建设项目污染及治理措施 11912.4环境管理和环境监测 12412.5主要环境保护项目 12612.6环境保护投资概算 12612.7存在的环保问题及建议 12613职业安全卫生 12813.1编制依据 12813.2环境因素对项目职业安全卫生的影响 12913.3生产过程中职业危险危害因素分析 13113.4设计中采取的主要防范措施 13613.5机构设置及人员配备情况 13913.6专用投资概算 14013.7预期效果 14014项目实施计划 14115投资估算及资金筹措 14215.1建设投资估算 14215.2资金筹措及资金使用计划 14516财务评价 14816.1财务评价依据及基础数据与参数 14816.2成本费用估算 14916.3销售收入和流转税及附加 14916.4利润和所得税计算。 15016.5财务评价指标计算 15016.6敏感性分析 15016.7盈亏平衡分析 15116.8财务评价结论 151

附图1、装置平面布置图（332051F0202/01）2、反应再生部分工艺流程图（332051F0202/02）3、烟气能量回收部分工艺流程图（332051F0202/03）4、分馏部分工艺流程图（332051F0202/04）5、吸收稳定部分工艺流程图（332051F0202/05）332051F0202第102页共158页本文件内容未经LPEC书面允许，不得向第三方扩散。1总论1.1项目及建设单位基本情况1.1.1项目基本情况1.1.1.1项目名称“建设单位”100×104t/a催化裂化装置1.1.1.2项目建设性质“建设单位”100×104t/a催化裂化装置属于新建项目。1.1.1.3项目建设地点“建设单位”100×104t/a催化裂化装置项目建设地点位于山东省**市。1.1.2建设单位基本情况1.1.2.1建设单位名称、性质及负责人建设单位名称：*******************企业性质：大型企业负责人：1.1.2.2建设单位概括1.2编制依据和原则1.2.1编制依据1、”建设单位”公司新建100×104t/a催化裂化装置可行性研究委托书；2、《100×104t/a催化裂化装置可研报告的数据》（”建设单位”公司）。1.2.2编制原则1、技术方案采用国内外成熟、可靠、先进的技术，优化装置的操作条件，提高目的产物的产率，降低物耗及能耗，保证较长开工周期，做到技术先进、经济合理、操作可靠。2、采用集散型控制系统(DCS)，提高装置的自动化水平和综合管理水平，提高劳动生产率。3、公用工程及配套系统尽可能依托工厂现有设施。4、环境保护和职业安全卫生方面，要选用无污染及少污染的先进技术，对不可避免的污染，按照国家关于“三废”治理三同时的原则进行设计，安全和卫生均符合国家有关要求和标准。5、严格遵循现行有关安全法规，采取各种切实可靠、行之有效的事故防范及处理措施，确保装置安全生产。1.3研究范围及编制分工本项目范围只包括新建的100×104t/a催化裂化工艺装置。界区外的配套工程及界区外配套改造的装置由厂方统一考虑。编制单位：****石油化工技术有限公司1.4项目背景及建设的必要性1.4.1项目背景根据有限公司的总体发展战略和发展实际情况，1.4.2项目建设的必要性中国加入世贸组织，市场开放，价格并轨，使国内石油加工企业将面临前所未有的冲击。如果不能尽快完善自我，增强实力，就有可能陷入困境，不但自己面临生存危机，也将影响到团公司的整体利益。因此，抓住时机，依靠挖掘潜能和技术进步，增强实力，争取主动，使自己在更加激烈的竞争中处于有利地位。根据上述分析，目前影响企业效益增长的瓶颈是二次加工和重油深度加工能力不足及产品结构有待优化。根据”建设单位”化工有限公司的总体发展战略和发展实际情况，拟建设一套100×104t/a重油催化裂化装置能较好地解决一、二次加工能力配套的问题，同时优化全厂产品结构，增加高附加值的石化产品，增加”建设单位”公司的赢利能力和综合抗风险能力。又可满足公司“十一五”规划总体安排。1.5主要研究结果1.5.1项目概况本项目为”建设单位”化工有限公司100×104t/a催化裂化装置属新建项目。1.5.1.1装置组成100×104t/a催化裂化装置包括：反应一再生、分馏、吸收稳定（含气压机）、主风机—烟机系统、余热锅炉、产汽系统。1.5.1.2装置加工能力装置设计规模100×104t/a年开工时数8000小时1.5.1.3原料来源进口M100原料油。（后面写的是腊油）1.5.1.4产品主要产品：汽油、液化石油气、轻柴油副产品：干气、油浆1.5.1.5工艺路线根据用户对该装置产品方案和产品质量的要求，结合目前国内技术发展情况，本次设计反应系统拟采用石科院的MIP工艺并采用LPEC成功先进的工程技术予以实现。该项目所采用技术是多个单项工程技术的优化组合，单项技术是由LPEC催化裂化技术进行技术支持。本次改造所采用的单项技术主要包括：1、反应部分采用的单项技术：（1）、预提升技术；（2）、原料油高效雾化喷嘴；（3）、提升管出口快速终止反应技术；（4）、高效汽提技术。2、再生部分：拟采用快速床-湍流床主风串联两段再生技术，设置下流式外取热器，采用单项技术如下：（1）、快速床－湍流床主风串联两段再生技术；(过时)（2）、汽、水自循环下流式外取热器及配套系统；（3）、主风－烟气系统优化；（4）、高效旋风分离器；（5）、催化剂进料分布技术。3、机组：主风机采用三机组方案，即烟机-轴流压缩机-电动/发电机；气压机组采用两机组方案，即气压机-中压背压蒸汽轮机。4、分馏吸收稳定部分采用高效塔盘。5、优化换热流程，尽可能经济的回收各温位的热量，减少循环水的用量。6、余热锅炉采用模块式结构，采用余热锅炉不补燃，设置中压蒸汽过热炉的蒸汽过热方案。7、设置低温余热回收设施，最大量回收装置低温余热。1.5.1.6主要设备重油催化裂化装置主要设备表表1.5-1序号设备类别数量（台或组）备注1反应再生器1包括外取热器2塔类63主风机组24增压机组25富气压缩机组16容器387冷换设备468空冷器229机泵4010余热锅炉111中压蒸汽过热炉112辅助燃烧室113特阀1514加药装置1套15安全阀1916烟囱11.5.1.7装置定员新建催化裂化装置的操作人员32名，管理人员7名，均由厂方内部调配解决，不新增定员。1.5.1.8装置占地：180×95＝17100m2。1.5.1.9消耗指标1、催化剂、化学药剂消耗表表1.5-2名称年用量，t/a一次装入量，t备注1催化剂7201802钝化剂22含锑25％3阻垢剂8.44助燃剂3含Pt万分之五5Na3PO42.94含量98％2、公用工程消耗表1.5-3序号项目单位数据备注1新鲜水t/h132循环水t/h1200余热回收站用水由厂方考虑3中压除氧水t/h804除盐水t/h355燃料气m3n/h11006电6000VkW-135380VkW2124220VkW1307蒸汽3.5MPat/h-9输出1.3MPat/h-32输出0.6MPat/h-5.58净化压缩空气m3n/h15009非净化压缩空气m3n/h210010氮气m3n/h301.5.1.10能耗状况“建设单位”化工公司新建100×104t/a重油催化裂化装置设计能耗为2314.7MJ/t原料（55.3kg标油/t原料），能耗值较先进。1.5.1.11主要研究结论“建设单位”化工公司100×104t/a催化裂化装置工程经过技术方案论证，所选的技术方案先进可行，经济效益好，为改善全厂产品结构和质量、提高经济效益创造了良好的条件。1、”建设单位”化工公司100×104t/a催化裂化装置采用了近年来催化裂化领域中开发的新工艺、新技术、新设备。装置建成投产后，解决了汽油烯烃含量超标的问题（什么工艺？），同时可灵活优化调整全厂的产品结构，增加高附加值的石化产品，增加公司的赢利能力和综合抗风险能力。2、项目建设的外部条件好，可以充分利用现有的装置、公用工程及辅助设施的潜力，建设投资较低。3、”建设单位”化工公司是我国比较早的石油化工企业，在建设、生产和经营管理等方面，已建立了一套比较完整的系统，为项目的高速度建设及顺利投产提供了有利的条件。4、本项目总投资为50826万元，其中建设投资为46995万元。年均利润总额10021万元。投资所得税后全部投资财务内部收益率为17.40％，投资回收期为6.97年（含2年建设期）。各项指标均好于行业基准值，因此建设本项目在经济上是可行的。综上所述，充分利用我国石化行业成熟、可靠且先进的工艺技术，新建”建设单位”化工公司100×104t/a催化裂化装置，对促进”建设单位”化工公司的发展具有重要作用。1.5.2存在问题及建议1.5.2.1装置加工方案厂方可根据市场情况或实际生产情况适当调整装置的加工方案，达到装置适时、适应总流程要求的需要。1.5.2.2装置能耗本次设计应厂方委托，采用的设计数据为多产液化气方案（工艺？），由反应部分带至后部系统的低温位热量增多，装置的低温余热增加，虽然优化换热流程，仍提高了装置能耗1～2kg标油/t原料。由于石科院MIP工艺技术要求反应部分较低的油气分压，反应部分采用的蒸汽量较多，使装置能耗有所提高。1.5.2.3装置低温余热回收系统装置低温余热回收系统采用的热能回收介质为系统提供的热媒水，所回收的低温热能也由全厂统一考虑利用。主要经济技术指标见表1.5-4。表1.5-4主要经济技术指标序号项目名称单位数额备注一基本数据1总投资万元508261.1建设投资万元469951.2建设期利息万元7371.3流动资金万元30942销售收入万元196707生产期年平均3生产成本费用万元165527生产期年平均其中：折旧万元21144销售税金及附加万元21159生产期年平均5利润总额万元10021生产期年平均6所得税万元33077所得税后利润万元67148单位加工费元/吨57.82（不含期间费）元/吨70.38（含期间费）9单位现金加工成本元/吨45.17二经济评价指标1财务内部收益率%17.40所得税后2财务净现值万元136263投资回收期年6.974财务内部收益率%23.62所得税前5财务净现值万元311846投资回收期年5.787资本金利润率%31.708投资利润率%19.729投资利税率%61.3510借款偿还期年4.07含2年建设期

2市场2.1产品市场分析与预测新建100×104t/a重油催化裂化装置为”建设单位”化工公司的十一五规划的一部分，主要产品为：清洁汽油组分、液化石油气（富含丙烯）、催化柴油，属于中间产品不能作为产品直接出厂，其产品市场服务于全厂产品市场。1、液化石油气2002年我国全年液化气产量1190万吨，与2001年相比增加9.4%，进口量626.07万吨，超过1999年全年的554.16万吨，创下液化气年进口量的最高记录，与2001年的488.99万吨进口量相比增长28.0%。2002年度中国液化气市场研讨会预测，到2005年我国液化石油气需求量将达到2000万吨，而国内LPG产量不超过1250万吨，需进口700万吨以上。目前我国LPG人均消费量仅12公斤，而1998年世界人均消费量为15公斤，我国人均消费量在今年将增长到15公斤左右。根据以上分析，利用液化石油气中富含的低碳烯烃，其中碳四组分被利用做汽油的高辛烷值调合组分，丙烯、正丁烯等组分可用以生产市场需求旺盛的高附加值聚丙烯和顺酐产品，降低液化石油气的产品比例。2、聚丙烯聚丙烯（Polypropylene，PP）是热塑性塑料中发展最快的一种，目前产量规模已经超过聚乙烯和聚氯乙烯；PP由于价格低廉和性能优势，因此可广泛应用在诸多领域，与其它热塑性塑料如ABS、Nylon、PS、PE、PET、PVC相竞争，另外在环保方面，因其可回收再利用，PP也替代其它塑料，主要用于注塑、纤维和薄膜与片材。在汽车和器具应用中，增强和填充PP不断地替代工程塑料，在包装领域的需求（尤其是食品包装）也将继续成长；另外近年来，PP在片材挤出中替代聚苯乙烯、在地毯面纱中替代尼龙；在器具应用中替代ABS及在薄膜和医用领域替代软性PVC的需求也不断快速成长。由于PP的用途广泛，其消费量近年一直处于增长势头。椐预计，世界人均PP消费量将从2001年的5.1千克/人增加到2005年的6.4千克/人。2001年中国PP表观消费量突破500万吨，达到530.3万吨。据美国PhillipTownsendAssociates公司（PTAI）2003年公布的《PP需求年度报告》分析，2003年中国已超过美国成为世界最大的聚丙烯市场。预计2007年中国和美国的PP市场将分别为1100万吨和820万吨。中国主要的两个PP生产企业中石化和中石油已进入世界上最大的聚丙烯生产商的行列。中国石化是目前世界上第二大PP生产商，中国石油是世界上第13大PP生产商，中国目前的PP产量为370万吨/年。中石化已与巴塞尔（Basell）签订了技术转让协议，到2007年，生产能力将翻倍。尽管如此，国内市场上PP仍短缺250万吨，到2007年，预计短缺量将增加近一倍。新建100×104t/a重油催化裂化装置投产后，可生产～11×104t/a的聚丙烯原料，为”建设单位”化工公司向高附加值的化工领域延伸夯实基础。3、成品油随着国民经济水平的不断提高，消费水准在不断升高，轿车进家庭也不再是昔日的梦想，高标号汽油的需求量正在不断飚升，90#汽油消费量逐年萎缩，我公司近几年90#汽油的产量也大幅下降，高标号汽油比例大幅提高。由于低凝柴油的需求区域在西北和东北地区，而我们的销售区域只能在西北辖区，时间集中在11月初到次年的3月初，特别是-35#柴油，集中销售时间在11月份到次年的1月，销售时间比较短，因此存在生产和发运的问题，销售量不可能很大。各单位现在成本意识比较强，因此-35#柴油的需求量不会有大的上升幅度。新建100×104t/a重油催化裂化装置投产后，生产催化汽油的辛烷值～90.5，烯烃含量～25％v，可作为高标号清洁汽油的优质调合组分。这将提高全厂高标号成品汽油的比例、优化全厂成品油的结构，使”建设单位”化工公司成品油的市场竞争力提高。

3建设规模、产品方案3.1建设规模“建设单位”化工公司，新建催化裂化装置规模：100×104t/a。3.2产品方案3.2.1确定产品方案的依据新建100×104t/a催化裂化装置的产品方案：以产低烯烃含量的清洁汽油调合组分和低碳烯烃为主，增产碳三、碳四组分。最小地投入、最大量地创造效益是企业的根本。本装置的产品方案根据以下因素确定：1、解决全厂二次加工能力问题；2、满足全厂清洁燃料生产的要求，同时提高高附加值产品－高标号清洁汽油的产品比例；3、为高附加值化工产品（聚丙烯、顺酐等）的生产提供原料（丙烯、正丁烯）。3.2.2产品方案产品方案表表3.2-1序号产品名称数量，104t/a备注1燃料气4.92不含烟气2液化石油气31.56其中丙烯11.4潜含量3汽油44.40烯烃含量～25％vRON~92,MON~814柴油25.32十六烷值～255油浆4.203.2.3装置物料平衡装置物料平衡表3.2-2序号物料名称设计值备注wt%kg/h104t/a一原料1稀油减压蜡油45.86542854.962稀油减压渣油38.55500046.203润滑馏分9.21314311.044焦化蜡油6.592867.80合计100.0142857120.0二产品1干气3.651434.322液化石油气26.33757131.56其中丙烯9.51357111.403汽油37.05285744.404轻柴油21.13014325.324.205油浆3.550004.206焦炭8.0114299.607损失0.57140.60合计100142857120.04工艺装置技术及设备方案4.1工艺技术选择4.1.1工艺技术路线的介绍4.1.1.1目前国内外催化裂化技术概况七十年代后期，由于催化裂化原料变重，国外各主要公司相继着手进行重油催化裂化技术的开发。针对重油残炭高、生焦率高、重金属及杂质含量高的特点，在催化剂的选择、反应技术、再生技术、两器型式等方面开发了多项技术。目前，已形成一系列重油催化裂化技术，有代表性的主要有：凯洛格（Kellogg）的重油催化裂化技术（HOC技术）；环球油品公司（UOP公司）的渣油催化裂化技术（RCC技术）；石伟公司（S&W公司）的渣油催化裂化技术（RFCC技术）。近年来，这几种技术也都有新进展。其中以UOP新开发的毫秒催化裂化技术（MSCC）最引人注目。现在已有两套MSCC装置正在运转，但其加工的原料均较轻（康氏残炭0.2%～2.8%）。该技术对高残炭（CCR＞5%）、高沸点或高掺渣比原料的适应性还有待考察。此外，由于其超短反应时间的特征，虽可提高汽油产率，但汽油的烯烃含量也将较高。因此，MSCC技术对于加工重质原料和生产清洁燃料是否适应还需进一步考察。另一个值得注意的新技术是Kelloge公司和Mobil公司联合开发的单器多段再生（RegenMax）技术。其特点是采用单个再生器，并在密相床的适当部位加几块专利挡板以达到减少返混和多段再生目的。据称该再生技术可在贫氧再生条件下，即使当加工残炭为5%原料时，仍可将催化剂含碳量烧至0.05%以下。该再生技术还可减小再生器直径，降低主风量。LPEC经过几年的技术开发和工业应用实践，也掌握了该项技术并已成功用于多套装置。根据近几年对清洁汽油和低碳烯烃的要求越来越高的要求，国内、外各大公司也均开发了各自的独特技术。国外多产低碳烯烃技术主要有凯洛格的Maxofin双提升管工艺；UOP公司的Locc双提升管双反应区工艺；Lummus公司的SCC汽油回炼工艺等。这些技术目前均处于开发阶段尚无工业业绩，同时从报道的数据来看，这些工艺技术的干气选择性均较差，与我国的各种多产低碳烯烃技术相比其竞争力均较差。因此就目前而言，在催化裂化多产低碳烯烃领域，我国的技术处于领先水平。在生产清洁汽油方面，由于国外的炼油装置结构与我国不同，催化裂化汽油的比例较小成品汽油的烯烃含量较低。因此国外的研究主要集中在如何降低催化裂化汽油硫含量方面。而我国研究的重点则在降低汽油的烯烃含量，先后开发并大量工业应用了多种先进的、独特的技术。国内的催化裂化汽油降烯烃技术主要有：MIP、MGD、FDFCC及有关的催化剂和助剂等；国内的催化裂化多产低碳烯烃技术主要有：MGG、ARGG、DCC、FDFCC等；同时满足降烯烃和多产低碳烯烃的技术有：MIP-CGP、FDFCC等。另外还有石油大学多产柴油的两段提升管技术。除整体技术以外，国内外在许多单项技术上也有很大进展，尤其是与反应密切相关并对反应有重大影响的部位均发展了许多新技术。主要集中体现在原料油进料喷嘴、提升管末端技术、汽提段技术等。在进料喷嘴方面：国外以UOP的Optimix喷嘴最具代表，并且应用较为广泛，在中国也有应用。国内的喷嘴更是百花齐放，型式很多，最具代表，且应用较为广泛的有LPEC的LPC喷嘴、中科院力学所KH喷嘴及BDI的BWJ喷嘴。从应用情况来看，国内的各种喷嘴并不比UOP的喷嘴逊色。提升管末端技术是近几年国内外发展较快的一种单项技术，国外最具代表性的有UOP公司的VDS和VSS技术；石伟公司的羊角式快分技术；Mobil和Kelloge公司的密闭式快分技术以及壳牌公司的提升管末端技术。其中UOP的VDS和VSS技术影响最大，该技术在国内已有数套引进。国内的提升管末端技术以石油大学开发的VQS和FSC最具代表性。LPEC开发的“粗旋与单级对口软连接”技术在最近几年成功地进行了大量应用，取得了明显的成效。从应用情况与UOP的VSS或VQS在国内的应用情况对比来看，该单项技术的国内技术也是一流水平的。在汽提技术方面：UOP将其新型的提升管末端技术与其改进的高效汽提技术有机地结合起来而使油气分离与汽提成为一体，从而达到最佳的效果。石伟公司也掘弃了原来的空筒汽提理论而改成了带预汽提的挡板汽提技术。国外其他公司在汽提方面都有或多或少的改进，其主要出发点都是围绕着改进挡板结构提高气固接触效率，提高汽提时间等。国内在此方面近几年也有很大发展，LPEC开发了高效汽提的专利技术，石油大学开发了带预汽提的FSC技术和快分与汽提一体的VQS技术。从大量的工业应用情况来看，汽提效果均有提高。特别是LPEC的高效汽提技术，多套装置的标定结果表明，焦炭的氢含量均低于7%，一般在6%左右，达到了较高的水平。除以上单项技术外，预提升技术、终止剂技术等目前在国内都已普遍采用。我国的重油催化裂化技术经过二十多年的发展取得了巨大的成就。在独自开发研究的基础上，吸收并借鉴国外的先进经验，形成了一系列各具特色的重油催化裂化技术。对于任何一种催化裂化技术，反应部分始终是核心，反应技术所追求的目标是：高目的产品收率，高目的产品质量和低消耗。除反应部分的重油催化裂化技术外，在再生技术方面是在引进石伟公司的RFCC技术后，国内相继开发了多种型式的两段再生技术，其中的快速床-湍流床主风串联两段再生技术（ROCC-II）、三器联体主风串联两段再生技术（ROCC-V）、重叠式两段再生技术最具代表性。与其它两段再生技术相比，这三种技术都具有烟气系统流程简单的显著优点。其中随着ROCC-II技术在镇海300×104t/a蜡油催化裂化装置和大连石化分公司350×104t/a重油催化裂化装置的成功推广应用，并显示出其烧焦效率高、烧焦效果好、操作调节灵活的特点。成为目前国内行业人士比较关注的对象。是目前较为理想的催化裂化再生技术方案之一。同时，随着人们对再生和反应的关系的进一步认识，再生系统不必要过分追求过低的定碳，改进并完善反应技术才是提高装置经济效益的关键。因此，开发的同轴式新型提升管反应器单段逆流再生技术在最近十几年内也进行了大量的成功应用，其简单性（结构简单、流程简单、操作简单）和高效益（收率高、能耗低）在我国催化裂化领域内独树一帜。也成为目前应用较广及较为理想的一种反再技术。开发并研究新的反应技术并配以结构简单，又有良好再生效果的再生系统成为目前LPEC催化裂化技术发展的新热点。特别是各种反应优化及组合技术的应用，为提高催化裂化行业的经济效益发挥了巨大的作用。除此以外，在装置长周期运转（解决结焦、衬里结构和再生器裂纹）、降低汽油烯烃、多产低碳烯烃、降低污染排放等方面也都取得了巨大的成就，使我国的催化裂化整体技术跨进了世界先进水平的行列。4.1.1.2国内外催化裂化技术对比根据中国石油、中国石化两大集团公司1998年对76套国内催化裂化装置的统计，平均掺渣（常渣、减渣、脱沥青油、焦化蜡油）已占总进料的45.48%。而国外催化裂化掺渣量一般仅为15～20%。这从一个侧面可说明，目前国内催化裂化技术特别是重油催化裂化总体技术水平（工艺技术、催化剂）已达到国际一流水平。催化裂化与国外差距较大主要表现在催化裂化装置的实际运行水平较差（操作周期、加工损失等）。目前，国内也正在这方面下功夫。预计在今后几年内，在此方面将会上一个台阶。以下仅从技术角度将国内、外催化裂化技术作一个简单比较。国际上比较知名的催化裂化技术有UOP的RCC技术，Kelloge的HOC技术及S．W的RFCC技术。而UOP的催化裂化技术是国际上公认的先进技术。国内的催化裂化技术也有多种，总体技术水平较高的技术代表有快速床—湍流床两段再生技术，单段逆流高效再生技术及重叠式两段再生技术。近年来技术发展主要在进料喷嘴、提升管末端技术、汽提段的改进。综合效果应体现于产品收率及能耗。下表通过各种技术的工业应用数据进行对比分析。1、原料性质掺渣比%密度g/cm3残炭%碱氮,ppm硫，ppm含氢%Ni+VppmUOP天津/0.88640.76810//2.52洛炼1#常渣0.92067.76/1.16/5.1+16.3国内武石化2#0.89544.85/0.3412.87.6高桥3#52.340.89064.119940.1512.85.05镇海/0.89612.5/0.2612.674.02洛炼2#常渣0.90668.75/1.27/4.8+9.12、催化剂及操作条件催化剂定碳活性再生温度反应温度剂油比Ni/VUOP天津XPDLC680N0.06607085164.983369/85洛炼1#//626685218.5/国内武石化2#0.06682/725522/高桥3#CC-150.03646925186.526906/1197镇海MLC-500Z0.0961.37055156.374312/1617洛炼2#/0.05661501//3、产品产率及产品质量干气+损失LPG汽油轻柴油浆焦碳汽油RON柴油十六烷值≥C3液收UOP天津3.0611.0548.5628.672.935.739134.788.28洛炼1#4.7212.1235.8029.328.839.2177.24国内武石化2#4.1714.449.0214.3410.347.7291.83377.76高桥3#2.7211.8148.7324.334.148.2789.741.384.87镇海2.2116.1847.5324.624.185.2892.230.288.33洛炼2#4.0910.1837.9232.864.3610.5990.9/80.964、2003年石化总公司统计的干气收率(<4%)厂方总公司平均天津济南1＃高桥1#高桥2#高桥3#齐鲁1#岳化金陵2#荆门2＃镇海1＃镇海2＃广州1＃青岛2＃收率4.462.33.433.33.33.663.573.782.813.833.933.613.63.87注：UOP技术数据以近两年天津石化公司炼油厂新引进的UOP的VDS技术改造及洛炼引进的VSS技术为代表。从上表数据可以看出，无论从产品分布、产品质量以及再生质量，国内的催化裂化技术，均可与UOP技术相抗衡。镇海300×104t/a催化裂化装置开工以来的两次标定，能耗均为50kg标油/t原料。大连石化分公司的350×104t/a重油催化裂化装置的实际能耗仅为47.7kg标油/t原料。因此，从总体技术水平来讲，LPEC技术，特别是推荐的简单高效的再生技术及优化灵活的反应技术，无论在国内还是国外均处于领先地位。4.1.2工艺技术方案比选4.1.2.1工艺技术方案比选原则1、所选工艺技术应满足业主对产品方案和产品质量的目标要求；2、所选工艺技术应成熟、可靠且先进；3、所选工艺应低能耗，可长周期运转且操作难度小、调节灵活；4、所选技术方案在投资、占地、环保、安全等方面应具有较强的竞争力。业主对该装置产品方案的目标要求：（1）催化汽油烯烃含量≯25％v，RON≮90.5；（2）丙烯产率最大化。根据目前国内的技术现状同时能满足上述两个要求的工艺技术有：石科院的MIP工艺和LPEC的FDFCC工艺。4.1.2.2几种工艺技术方案简介1、方案一：石科院MIP工艺技术方案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。该技术是具有生产满足欧III排放标准汽油组分同时多产丙烯的催化裂化工艺技术。2002年～2004年，上海高桥石化公司140×104t/a催化裂化（3＃催化）、安庆120×104t/a重油催化裂化、镇海180×104t/a催化裂化、九江100×104t/a重油催化裂化等8套装置应用MIP工艺技术均获得成功，取得了令人满意的工业试验和应用结果。采用MIP工艺技术的催化裂化装置与常规催化裂化装置相比，操作难度基本相当，能耗相当或略有增加。2、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20~30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，装置能耗增加较多。2002年4月利用清江石化公司12×104t/a的双提升管催化裂化工业生产装置和50×104t/aRFCC装置完成了FDFCC工艺工业试验。2003年4月中国石化股份有限公司长岭分公司对其120×104t/a催化裂化装置成功进行了FDFCC技术改造；2003年大庆炼化分公司100×104t/a催化裂化装置也进行了FDFCC技术改造，并当年设计、当年投用。在工业运转中充分体现了FDFCC技术工艺先进、原料适应性强、装置调节灵活并实现了长周期运转。FDFCC工艺技术根据不同的要求和不同的情况可分为⑴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）；⑵双装置、双提升管、单沉降器、单分馏塔方案（一套FCC装置的催化汽油进另一套FCC装置进行回炼）；⑶单装置、双提升管、单沉降器、单分馏塔方案（装置自产粗汽油回炼）。4.1.2.3工艺技术方案比选综上所述，本可研只对MIP工艺和FDFCC工艺技术方案做方案对比。1、不同工艺方案的装置物料平衡数据和能耗数据对比见表4.1-1表4.1-1项目MIP工艺方案FDFCC工艺方案wt%104t/awt%104t/a进料混合进料100.0120.00100.0120.00产品干气3.64.324.635.55液化石油气26.331.5625.5830.69其中丙烯9.511.409.010.80汽油37.044.4029.7935.75其中烯烃含量％v≮2517.4RON/MON92.0/81.092.5/80.3轻柴油21.125.3225.4730.57油浆3.54.205.006.00焦炭8.09.608.9010.68损失0.50.600.640.76合计100.0120.0012.00120.00汽油回炼量无0全回炼54总轻油收率％58.155.26总液收％84.480.84能耗55.3kg标油/t原料～70kg标油/t原料2、不同工艺方案的设备台位数量和控制回路对比见表4.1-2表4.1-2序号设备类别MIP工艺方案数量（台或组）FDFCC工艺方案数量（台或组）1反应器11+12再生器113分馏塔11+14其它塔类555主风机组226增压机组227富气压缩机组118容器38399冷换设备4646+410空冷器2222+411机泵4040+812余热锅炉1113中压蒸汽过热炉1114辅助燃烧室1115特阀1515+116烟囱1117控制回路数基准基准+618生产方案调节受一定限制灵活3、结论及推荐经过以上比选，MIP工艺从投资、操作难度、产品收率（丙烯收率）、能耗等几方面均优于FDFCC工艺，催化汽油烯烃含量能满足要求。而FDFCC工艺在调节生产方案灵活性方面优于MIP工艺。（MIP工艺由于反应原理的限制，不适宜多产柴油；FDFCC工艺在此方面较灵活。）根据以上分析，本次可研推荐采用石科院的MIP工艺技术方案。4.1.2.4MIP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℃(500～530℃)第二反应区出口温度：505℃(480～510℃)第一反应区反应时间：1.4s(1.0～1.4s)第二反应区重时空速：15h-1(15～30h-1)第二反应区油气停留时间：4.0～7.0s（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1.0～1.4s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15～30h-1之间，采用常规的提升管稀相输送无法满足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1～3m/s，平均表观密度可以达到100kg/m3左右，可以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，选择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待生外循环管滑阀来控制。为了满足第二反应区温度控制的要求，也可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。4.1.3反再两器部分工艺技术比选4.1.3.1比选原则1、技术上的先进性在成熟可靠的前提下，在经济合理的基础上力求先进，并注重先进技术的优化组合，追求总体优化，真正作到不仅单项技术先进，总体技术水平更要先进，最终体现为产生更多的经济效益。2、工程上的简单性以简单的设备、简单的流程、简单的控制、简单的操作，来满足工程技术的需要。工程上的简单性意味着更少的投资、更少的事故、更长周期的运转。3、操作上的灵活性应能体现装置调节灵活性高，处理量变化适应性强，原料变化的可操作性宽，产品方案变化的调节性广。4、对催化剂较广泛的适应性应能够提供比较大的操作空间，能够较为广泛的适应不同型号催化剂对反应和再生条件的要求。5、经济指标的先进性经济指标的先进性具体体现在有较高的产品收率，较低的能耗及物耗，较低的操作维护费用，最终产生较大的经济效益。4.1.3.2反应－再生部分技术方案催化裂化装置技术方案选择的核心是反再工艺技术的选择。而反再工艺技术包括三部分内容：反应技术、再生技术及反再组合技术。其中，反应技术是核心，再生技术是为反应系统服务的，而反再组合技术是二者之间优化的桥梁。选择一种满意的反再系统应是这三者的完美结合。目前，国内应用的反再型式约有二十余种，LPEC曾经设计过的型式就达十种以上，基本上可以针对各种原料、各种产品方案量体裁衣，最大限度地满足用户要求。九十年代，尤其是最近几年通过对催化裂化工艺特别是对反应技术的重要性的进一步认识，优化出一整套中国人自己的、具有世界先进水平的催化裂化工艺技术。本次设计采用的反应工艺技术是石科院的MIP工艺技术，选择何种两器形式是装置能否达到技术上的先进性、操作上的灵活性、技术上的简单性和指标上的先进性的关键。1、反再组合技术的比选LPEC有多种的反再组合技术，以先进灵活的反应技术与简单高效的再生技术的组合为目标。LPEC采用并列和同轴两种最佳两器组合形式，是具有结构简单、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-湍流床主风串联两段再生、两器并列（见附图一）方案二：湍流床单段逆流再生、两器同轴（见附图二）附图一附图二两种推荐两器方案的具体对比见下表4.1-3表4.1-3项目方案一方案二投资省省占地一般最少可操作性好好用能省省催化剂失活一般较好再生效果好较好平均烧焦强度，kg/t催化剂≥200100～120催化剂输送好好取热器配置容易一般与反应配置提升管较短提升管较长催化剂藏量t最小一般抗事故能力一般较好是否需要膨胀节需要无通过上表的对比，两个方案各有千秋。方案二占地少，抗事故能力强，但两器高度稍高，两器差压较大，待生塞阀操作及维护要求高；方案一虽占地较多，但两器高度低，两器差压小，催化剂循环调节均为滑阀，操作可靠。根据所推荐的MIP方案对反应一、二区的要求来看，采用方案一的反再组合更有利于MIP的设计和操作。故本次设计两器方案推荐采用快速床－湍流床主风串联两段再生两器并列方案。2、反应部分技术特点一个装置设计水平的优劣，很大程度上决定于反应系统的设计。为提高产品收率和产品质量，反应采用适应的反应温度和较大的剂油比，从而达到增加有利反应、减少副反应的作用。适宜的条件则根据不同的原料、不同的产品方案和不同的催化剂来决定。本次设计采取如下措施以实现反应技术的优化：（1）、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。（2）、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。（3）、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。（4）、提升管出口油气快速分离导出系统：提升管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。（5）、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，根据情况适时注入。这样不仅可以提高操作灵活性，也可以降低能耗。（6）、汽提段采用高效汽提技术：采用洛阳石化工程公司工程研究院的高效汽提段成套技术，可提高汽提效率并降低汽提蒸汽用量，降低焦中H含量。（7）、沉降器采用多种技术措施，消除死区、提高沉降器温度、设置防焦格栅等，以最大限度地防止结焦。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、再生技术特点再生部分的设计应以最小的代价最大限度地保护和恢复催化剂的活性。最大限度保护就是再生过程失活要尽量小；恢复催化剂活性就是要较低的定碳。本次设计采用的快速床-湍流床主风串联两段再生技术结构尽管相对简单，但由于其烧焦强度高，可以很好地满足以上要求。快速床-湍流床两段再生技术主要特点如下：（1）很高的总烧焦强度：高速床-湍流床主风串联两段再生技术是我国在催化裂化方面第一项专利技术，已有十多年的运行经验。该技术第一段采用快速床(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，这样使总的烧焦强度达到很高，是已有各种再生方式中烧焦强度最高的。高的烧焦强度意味着低的系统催化剂藏量和高的催化剂置换率，即高的平衡催化剂活性，这也是催化裂化再生技术所追求的主要目标之一。（2）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。（3）顺畅的催化剂输送系统。为确保装置催化剂循环量调节自如，为大剂油比操作创造条件，在催化剂循环系统(特别是再生线路系统)采取了一系列有效技术措施，主要体现在：改进再生剂抽出口型式，使催化剂进入再生斜管前充分脱气，提高再生斜管催化剂密度，从而提高再生线路的输送力。（4）“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。烧焦罐底的待生催化剂、循环再生催化剂、外取热器冷催化剂的入口采用预混合结构型式，使不同温度、定碳的催化剂混合均匀。可有效提高待生催化剂的烧碳效率，同时防止催化剂提升过程中的偏流，提高烧焦罐总体烧焦效果。由于采用完全燃烧，主风量可以不随处理量及原料变化而调整，使再生器及主风机组总处于最佳工况下运行，操作简单。正常生产时的控制参数少，开工容易，事故恢复快。由于完全燃烧，没有CO尾燃的顾虑。4、外取热技术由于本装置再生部分过剩热量～23260kW。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LPEC专利取热技术—汽水自循环下流式外取热器。外取热器管束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。5、两器部分采用的其它新技术PLY型高效旋风分离器冷壁式电液特阀高效三级旋风分离器新型无龟甲网单层隔热耐磨衬里最终确定的反－再两器结构简图见附图三附图三4.1.4机组和特阀方案1、主风机—烟气能量回收机组（1）机组配置装置设置主风机—能量回收机组1台，采用三机组配置方案，即烟机+风机+变速箱+电机的配置。由于受到装置电网条件的限制，机组采用间接启动的方式，即首先启动备用机组，使装置低负荷操作，然后利用烟气轮机拖动整机组至一定转速后，主电机合闸启动的方式。此时主电机及备用电机的容量均选择6300kW。同时考虑对装置电网进行改造，并采用软启动等其它辅助启动方式。设备选型烟机及风机：国内兰炼机械厂生产的YL型单级烟气轮机，陕西鼓风机厂按照引进瑞士苏尔寿公司技术生产的AV56全静叶可调型轴流压缩机，均能较好地满足工艺条件，在国内多套催化裂化装置主风机—烟气能量回收机组中使用，具有较成熟的使用经验。齿轮箱的选择，应按照机组配置及电动机启动方式，优选有较强实力和成熟使用业绩的制造厂。异步电动/发电机应具有大起动力矩，启动电流小，允许拖动负载的转动惯量大等优点。优选国内有较强的实力和成熟使用业绩的电机制造厂。2、备用主风机装置设备用主风机组1台，采用异步电动机通过齿轮箱直接驱动离心风机的配置方案。国内沈阳鼓风机厂按照引进意大利新比隆技术生产的MCL型离心风机，已在国内多套催化裂化装置中使用。异步电动机优选国内有较强的实力和成熟使用业绩的电机制造厂。3、富气压缩机组装置设置富气压缩机组1台，采用汽轮机直接驱动离心压缩机的配置方案，压缩机可选用水平剖分离心压缩机，轴端密封采用干气密封。国内沈阳鼓风机厂引进意大利新比隆技术生产的2MCL型离心压缩机，已在国内多套催化裂化装置中使用。另外，由陕西鼓风机厂与瑞士Sulzer公司合作生产的气压机组，在国内也有一些使用业绩。汽轮机采用杭州汽轮机厂生产的背压式汽轮机。4、增压机组装置设离心式增压机组2台，一开一备。5、特殊阀门装置设置双动滑阀1台，单动滑阀5台。单、双动滑阀均采用电液冷壁滑阀。装置设置烟机入口蝶阀1台，采用电液高温蝶阀。装置设置烟机入口闸阀1台，采用电动高温闸阀。装置设置主风机出口、备用主风机出口及主风总管阻尼单向阀共3台，增压机出口阻尼单向阀1台。装置设置气压机入口气动蝶阀1台，气压机入口放火炬气动蝶阀1台，气压机出口气动闸阀1台。以上特阀，除气压机入口放火炬蝶阀引进外，其它均采用国产。6、其它装置内还设有起重设备、机组消声器、机组润滑油净油机等若干机械设备。4.1.5余热回收方案余热回收部分包括回收分馏二中、循环油浆余热，催化再生器过剩热及再生烟气余热，回收的余热组成一个蒸汽发生系统。另外，装置的低温余热产生热媒水，送出装置，由工厂全面考虑后统一利用。1、装置热源情况重油催化裂化装置的中、高温位热源情况见下表：热源温度℃热负荷kW正常最大分馏二中油332~27039005000循环油浆326~2801280016000再生器内过剩热6902326034890再生烟气~500147750m3n/h装置低温位热源见下表：热源温度℃热负荷kW被加热介质分顶油气111~876315热媒水顶循环油129~957350热媒水分馏一中油193~190442热媒水轻柴油136~883303热媒水稳定汽油101~92756热媒水合计181662、回收方案（1）产汽系统根据催化余热资源的温位情况，中、高温位的热源拟发生蒸汽。循环油浆、分馏二中油温位较高，拟产中压饱和蒸汽，共产中压饱和蒸汽29t/h，送至装置内中压饱和蒸汽管网。再生器内催化剂温位比较高，拟产中压饱和蒸汽，共产中压饱和蒸汽41t/h，送至装置内中压饱和蒸汽管网。再生烟气温位较高，余热锅炉可产中压饱和蒸汽，并能过热部分中压饱和蒸汽，方案对比如下：方案一：余热锅炉区设余热锅炉和蒸汽过热炉各一台。余热锅炉自产8t/h中压饱和蒸汽，过热35t/h中压饱和蒸汽，其余43t/h进蒸汽过热炉过热。同时蒸汽过热炉可预热进装置的中压除氧水79t/h（最大量110t/h），温度为180℃（170℃），预热后的中压除氧水分别送至外取热器汽包、油浆蒸发器汽包和二中蒸发器汽包。蒸汽过热炉负压运行，设空气预热器，排烟温度180℃，过热蒸汽量43~75t/h，烟气量10000（最大15000m3n/h），燃料消耗量1100m3n/h（最大1650m3n/h）。方案二：余热锅炉区一台设备，余热锅炉（含辐射室）。装置所产中压饱和蒸汽均在余热锅炉辐射室过热。两种方案对比如下：项目方案一方案二余热锅炉投资万元10501300蒸汽过热炉万元350—占地多少燃料用量基准同基准调节性好差可靠性好差故障率低高制造、施工难度低高余热锅炉故障装置中压产汽仍可过热，损失小全装置产汽放空或背压至低压系统，损失大蒸汽过热炉故障余热锅炉仍可过热部分装置产汽，损失小—由上表比较可知方案二一次性投资少，但由于锅炉对流段和辐射段烟气和蒸汽串联，不能独立运行，任何一个部位出现故障，锅炉都需停炉，整个装置产汽全部放空和减温减压至低压系统，损失大。蒸汽过热的辐射段为正压运行，制造、安装要求严格，运行过程中易出现故障。方案一金属耗量大，一次性投资大，但每台炉子独立运行，适应能力强。一旦余热锅炉出现问题需停炉检修，装置产大量蒸汽可继续在蒸汽过热炉内过热，反之，如果蒸汽过热炉出现故障，余热锅炉也可以过热一部分装置产汽。蒸汽过热炉为负压炉，运行稳定，操作维护简便，适应负荷波动能力强。由上所述，余热锅炉设计方案推荐采用方案一。本次可研催化装置共产420℃、3.82MPa的中压过热蒸汽78t/h，除64t/h中压过热蒸汽用于气压机背压透平外，另有5.1t/h做为MIP提升管外补蒸汽，其余～9t/h中压过热蒸汽并入系统中压蒸汽管网。（2）低温余热回收系统低温热源(18166kW)全部产热媒水，共将400t/h热媒水由65℃加热至104℃，全部送出装置，由全厂统一考虑利用。为确保催化装置热媒水的进水温度，由全厂系统统一考虑冷却的设施（低温余热回收站的能力）。4.1.6其它部分工艺方案1、塔类设备：采用高效浮阀塔盘，充分满足装置负荷变化的可能性；2、冷换设备：根据装置所处建设地点的特点，在装置的不同部位选择不同型号的换热设备。如：分馏塔顶冷凝冷却系统要求压降尽量小，采用低压降专利产品折流杆换热器；解吸塔底重沸器和稳定塔底重沸器，选用T管重沸器等。3、机泵类设备：对负荷变化大的台位，采用变频调速技术，降低能耗；4、容器类设备：针对本装置气相负荷大，对相应的分馏塔顶油气分离器、气压机出口油气分离器、稳定塔顶回流罐等关键容器进行详细计算，确保气液两相分离效果。4.2工艺概况、流程及消耗定额4.2.1工艺概述4.2.1.1装置规模和年操作时数装置规模100×104t/a，年操作时数8000小时。4.2.1.2装置组成本次设计范围只含盖100×104t/a催化裂化装置边界区内部分，主要组成：反应－再生部分、分馏部分、吸收稳定部分、机组部分、烟气能量回收部分、余热锅炉及产汽部分。4.2.1.3原料和辅助材料1、原料组成装置设计的原料油为M100。2、原料油性质俄罗斯M-100重油的主要性质见表1-1-1、表1-1-2。表1-1-1俄罗斯M-100重油的一般性质分析项目M-100密度g/cm320℃0.9428粘度mm2/s50℃127.980℃31.94100℃16.41凝点℃17残炭（康氏）m%5.99硫m%1.14氮g/g3080碳m%86.84氢m%11.72灰分m%0.024水m%0.29闪点（开口）℃214酸值mgKOH/g0.19盐mgNaCl/L26.5沥青质,m%1.8蜡含量,m%6.1金属含量,μg/g铁38.28镍18.45铜0.31钒21.81铅0.06钙12.53钠13.84镁2.53表1-1-2M-100重油实沸点蒸馏数据馏分温度℃实沸点蒸馏收率m%V%12002<2600.640.7132800.760.8143001.301.3053303.423.6463503.123.3273704.765.0184005.916.0494309.038.81104509.769.59114707.337.12125009.619.45135204.974.79145404.824.6615>54034.5734.75损失0.000.00合计100.00100.003、催化剂、化学药剂消耗