10万吨针状焦、25万吨汽柴油精制综合项目可研报告

东营市**化工有限公司建设10万吨针状焦、25万吨汽柴油精制综合项目可行性研究报告版次：1版PAGE3**工程设计有限公司地址：山东省**洪沟路25号邮编：**电话：**传真：**--第一章总论第一节编制依据和原则一、编制依据1.东营市胜星化工有限公司与淄博创成工程设计有限公司签定的设计合同（2009年4月10日）。2.东营市胜星化工有限公司提供的有关基础技术资料。3.本可行性研究报告编制的内容和深度按照[中国石油化工总公司（一九九七年版）]文颁布的《石油化工项目可行性研究报告》。二.编制原则1.严格执行国家和各部委颁发的现行标准和规范；2.充分利用公司现有的技术条件和有利设施，以节约投资、提高企业的经济效益；3.工艺技术力求先进可靠，达到国内外先进水平；采用先进工艺和高效设备，加强计量管理，提高装置自动化控制水平；4.严格控制污染物的排放，遵循国家及地区的环保和安全生产要求；5.推动“节能减排”技术应用，贯彻执行国家《节约能源法》和国务院关于《节能减排综合性工作方案》的要求，提高能源利用率。6.总图布置在满足工艺条件下尽量节省占地。7.重视生产过程的安全、卫生、劳动保护和消防工作，确保工厂安全运行，保护劳动者的健康。第二节项目背景、经营体制类别、投资意义一.项目背景一）针状焦是生产大规格超高功率石墨电极的主要原料，石墨电极的最终性能在很大程度上取决于原料针状焦的性能。由于大规格超高功率石墨电极必须有良好的物理机械性能（电阻率低、体积密度大、机械强度高、热膨胀系数小、抗热震性能好），，以针状焦为原料生产的石墨电极，才能达到超高功率电炉冶炼工艺要求。。以沥青和石油渣油、蜡油为原料经延迟焦化、煅烧而制得的层状结构明显的各向异性焦炭叫石油系针状焦，用于制造超高功率石墨电极。美国在上个世纪50年代后期掌握了石油针状焦的生产技术，并为美国日本公司所垄断。该产品是钢厂航空航天核电必需品对我国形成战略制约，1979年，日本煤系针状焦已实现工业化规模生产，形成油系、煤系针状焦共存的现象。全球针状焦目前年产能大约在300多万吨，。中国电炉钢年产量以8.75％的速度递增，2005年消耗在40万吨左右，目前年消耗量近100万吨。我国现有75吨以上的电炉80多台，最大的160吨，电炉钢总产量在4000多万吨。年需要大规格超高功率电极35万吨左右，国内进口大规格超高功率电极从2000年开始，每年在20万吨左右。国内能生产超高功率石墨电极的企业有吉林炭素、方大炭素（原兰州炭素）、南通炭素、大同炭素等，加起来不到2万吨，满足不了电炉钢发展的需要。我国的大规格超高功率石墨电极基本靠进口解决。近年来，随着钢铁工业调整产品结构力度的加大，电炉钢、特别是大吨位的电炉钢生产，急需大规格超高功率石墨电极。经过多年的发展，我国目前已经具备了生产大规格超高功率电极的条件。。我国电极生产企业的针状焦大部分依赖进口，年进口量在40万吨左右。从国外进口针状焦，最早是400到500美元一吨，目前价格是1600美元一吨，上涨近三倍。。我国的针状焦开发最早从1983年开始。。到90年代，国家规划四个点；安庆石化、山东济宁化工、辽宁锦州石化、鞍山化工设计院（煤气）。安庆石化在90年代末工业化技术试验时曾获得重大突破，产品质量达到生产要求，因各种原因终止生产；锦州石化经过多年攻关试验，到1995年以后基本可以生产，年产量达3万吨，针状焦灰分降低到0.5％以下，真密度稳定在2.13以上。，但数量有限，满足不了国内需求，中国目前针状焦年需求量约50万吨，但目前只能产5万吨，专家预测到2010年，针状焦需求量将突破60万吨。因此，从中国钢铁产业发展前景看，从中国目前在大规格超高功率石墨电极生产领域实力看，从中国目前在开发针状焦已经达到的水平，加大开发力度，，使优质针状焦国产化，不但改变我国生产大规格超高功率石墨电极受制于人的现状，促进我国钢铁工业的发展，而且还可以促进我国航空航天工业的发展。国家有关方面希给予高度重视，整合技术、人才资源，从开发政策和产品研制方面给予重点资金扶持，组织协调好有关方面配合。。中科院院士李正邦等专家认为：开发生产针状焦是一项关乎国计民生的项目必须提到战略的角度来考虑，制约发展的针状焦难题解决了，我国的航空、航天、医用等领域的炭素制品、我国的大规格超高功率石墨电极发展一定会有长足的发展。二）胜星公司现有40万吨/年沥青装置，另外，周边各大炼油装置的副产品沥青、渣油、蜡油都被作为生产防水材料或调和烧火油，不仅严重的浪费了资源同时也对大气污染构成了严重的威胁，用沥青、渣油、蜡油加工针状焦不仅节约了能源又有效地解决了我国针状焦长期依赖进口的问题，对胜星公司来说，更是一个既完成了自产沥青的深加工又找到了良好的效益增长点，是一个经济效益与社会效益双赢的好项目。三）针对能源利用中的大气污染问题，美国、欧盟及亚洲许多国家都在加紧制定越来越严格的环保法规。欧盟国家EN590-2004（欧Ⅳ）规定汽柴油硫≯50/10ppm，自2005年1月1日执行，2009年1月1日起则执行硫≯10ppm；近年来，我国虽然在能源利用的大气污染方面一直大做文章，但与美国、欧盟等发达国家相比还存在着很大的差距，以下的几组数据便足以说明问题，中国政府1999年颁布了GB17930－1999车用无铅汽油标准（2000年7月1日停止使用和销售含铅汽油）。自2003年起，全国范围内执行汽油硫含量≯800ppm、烯烃≯35v％、芳烃≯40v％的标准。2003年参照EN590－1998（欧盟2号）标准制定了GB19147－2003车用汽油标准（硫含量≯500ppm）于2003年10月1日实施。2005年7月北京已开始实施符合欧Ⅲ排放的汽柴油标准，2007年将在全国开始实施与欧Ⅲ标准相近的汽柴油新标准。 ●汽油：烯烃≯30％；芳烃≯40％；硫100～150ppm；氧≯2.3％。●柴油：十六烷值≮51；多环芳烃≯11％；硫≯350ppm；密度820～845kg/m3由于我国轻烃资源不足，炼油能力的增长除主要满足车用燃料需求外，还要为乙烯和芳烃装置提供原料。到2020年，成品油生产量将占到原油总加工量的58％左右；为满足乙烯和芳烃发展的需要，化工原料的产量2020年将达到原油总加工量的20％以上。两项合计要达到78％以上（2003年中石油和中石化轻质油收率分别为71.76％和71.61％）。因此，今后我国炼油工业势必要走重油深度加工、油化结合的道路。提高资源利用率，把重油尽可能多地转化为优质成品油和乙烯、芳烃装置的原料。同时，我们又面临着如何应对国内不断升级的燃油质量新标准的问题，对我国炼油业将是一个巨大的挑战，到目前为止，我国大部分大型炼油企业普遍采用的是加氢技术就是在催化剂存在下，把氢原子加到烃类化合物中，促使化合物烃类分子结构变化和有害元素脱除的技术。从效果上看，目前也只能达到或近似达到欧Ⅲ标准（硫含量在320PPM左右）。目前，全世界汽车保有量为6.5亿辆，其中，美国和欧洲分别有2亿辆以上，日本有7000多万辆。我国2004年汽车产量达520万辆，汽车保有量将近3000万辆。据预测，2010年我国将拥有轿车1800余万辆。到2020年，国内对轿车的年需求量将达到1000万辆以上，汽车保有量将达到1.4亿辆，另外，目前我国摩托车保有量达5000万辆，农用运输车保有量达2400万辆。研究表明，机动车排放污染已经逐渐成为大中城市中心地带空气的主要污染物来源。采用加氢技术，可以直接生产优质石油化工原料和清洁燃料，因而越来越受到众多炼油企业的重视和青睐。近年来，我国加氢技术发展很快，但与发达国家相比仍有较大的发展空间。加氢技术有三种类型：加氢裂化技术劣质蜡油、渣油加氢预处理技术汽柴油加氢精制技术进入21世纪以来，随着新的燃油标准出台，近年来可生产超低硫汽柴油的新型加氢技术不断问世。目前，国内现行的燃料油质量标准要求硫含量不大于500ppm，与国外的超低硫燃料油标准（不大于30ppm）还有很大距离。根据我国的实际情况，各炼厂在满足目前燃料油标准要求的前提下，仍在继续寻找可生产更清洁燃料的途径。目前已经建立了加工能力2150万t/a催化汽油脱硫装置，预计在今后几年内还会有加工能力6450万t/a新装置投产。选用的技术包括Prime-G+、Scanfining、CDHDS选择性加氢脱硫和S-Zorb吸附脱硫。我国汽油产品质量总体表现为硫含量和烯烃含量高，柴油产品质量总体表现为硫、芳烃含量较高，密度大而十六烷值低，针对我国炼油企业的具体情况，近几年国内已开发出多种牌号的系列加氢催化剂和配套工艺技术，并相继在工业上得到了应用，取得了满意结果。OCT-M--汽油选择性加氢脱硫技术OCT-M技术是通过选择适宜的FCC汽油轻、重馏分切割点温度，将FCC汽油切割为轻重两个馏分，再对轻、重馏分分别进行脱硫处理。对于烯烃含量较高、硫含量较低的FCC汽油轻馏分，采用碱洗抽提脱硫醇；对于硫含量较高的FCC汽油重馏分，采用专门开发的催化剂体系，在较缓和的工艺条件下进行加氢处理。OCT-M催化汽油选择性加氢脱硫新工艺，在反应温度240~300℃、压力1.6~3.2MPa、空速3.0~5.0h-1、氢油比300:1～500:1的条件下，可使FCC汽油的总脱硫率达到85%~90％，烯烃饱和率达到15%~25%，RON损失小于2个单位，抗爆指数损失小于1.5个单位，液收大于98m％，硫含量30µg/g柴油加氢精制技术最初主要是针对国产原油二次加工柴油加氢精制改善安定性等需要而开发的。随着我国进口含硫原油加工量的日益增加，产品质量要求不断提高，近几年来以脱除直馏和二次加工柴油中硫化物为主要目的的柴油加氢脱硫技术在我国也得到迅速发展。从加氢脱硫的角度，采用FH-DS和FH-UDS催化剂，在中等压力下，可以生产出硫含量≤50µg/g的、符合欧Ⅳ排放标准要求的柴油产品。最大限度改善劣质柴油十六烷值（MCI）技术。在中压条件下对高芳烃含量的催化柴油进行深度加氢脱芳，因受H2S等对HDS、HDA反应的抑制和热力学平衡的制约作用，采用常规的加氢精制工艺已爱莫能助。在国外，上世纪九十年代初已开始进行贵金属柴油深度脱芳催化剂和相关工艺的研究工作，并已实现了工业化。FDAS技术是为了应对清洁柴油生产的严峻挑战和日益激烈的市场竞争，利用现有的常规非贵金属加氢精制催化剂开发出的两段法柴油加氢精制深度脱芳技术。工艺研究结果表明，采用FDAS柴油深度脱芳技术，在氢分压5.5～7.0MPa、氢油体积比350～500、体积空速1.5～2.0h-1等条件下，处理硫含量10200mg/g、氮含量747mg/g、芳烃含量43.1m%的催化柴油，可生产符合欧Ⅳ排放标准的清洁柴油；处理硫含量13000mg/g、氮含量580mg/g、芳烃含量32.7m%的直馏柴油和催化柴油混合油，可生产符合欧Ⅲ排放标准的清洁柴油。柴油收率都在99%以上。汽提式两段法柴油深度脱硫脱芳（FCSH）技术FDAS技术的缺点是投资稍高，操作费用略大。为了解决这一问题，采用气液逆流反应器作为FDAS的第二段反应器，通过氢气在第二段反应器内的汽提，解决了H2S等对HDS、HDA反应的抑制作用，简化了工艺流程、减少了高压设备。中试结果完全达到了FDAS技术的反应效果。处理硫含量13000mg/g、氮含量580mg/g、芳烃含量32.7m%的直馏柴油和催化柴油混合油，柴油收率都在99.6%，硫含量30mg/g。为低成本、高安全系数生产高标准的情节柴油趟出了一条新路子。无论是FDAS技术，还是FCSH技术，常规非贵金属硫化型加氢精制催化剂在二段缺少H2S的环境中都存在着催化剂失硫的问题。为此，通过技术攻关在催化剂中加入助催化剂克服了这一技术难题。该催化剂的抗失硫机理是催化剂活性金属上流失的硫被助催化剂所吸收，同时助催化剂又将本身的硫传递给活性金属，从而实现一个完整的催化循环，保证催化剂活性长期稳定。加氢技术在石油化工产业可持续发展中起着十分重要的作用，伴随着我国炼油工业的发展，国内加氢技术经历了一个漫长的发展历程并日臻成熟，逐渐形成有中国特色的炼油加氢技术。二.企业概况东营市胜星化工有限公司地处东营市广饶县大王金岭工业园内。东营市胜星化工有限公司成立于1991年，股份制企业，注册资金1170万，法人代表为李广均，公司原名广饶县大王橡胶制品厂，2006年更名为广饶县胜星化工厂，2008年更名为东营市胜星化工有限公司，现有员工120人。胜星化工有限公司不断实施人才战略，重视对人力资源的合理引进、配置和利用，逐步形成结构优化合理的人才队伍，并逐步形成了完善的人才培养、任用机制，建成了一只高素质的专业技术队伍和经营管理队伍。公司逐步建立健全了以安全生产责任制为中心的各项经营管理制度，强化财务管理，加强企业三基工作和标准化工作，形成“对内抓管理，对外抓市场”的生产经营方针。东营市胜星化工有限公司目前主要的产品与生产规模为：2万吨/年芳烃油、40万吨/年沥青。本拟建项目选址在广饶县大王镇金岭工业园内，胜星老厂的北侧，拟建项目工程占地约248亩。工程总投资9770万元，总体工程计划2010年完成，工业产值将达到15亿元的规模。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生产104t/a针状焦设计，并配套25×104t/a的汽柴油加氢精制装置和0.5×104Nm3/h干气制氢装置。具体内容如下：1.项目生产主单元（1）针状焦10×104t/a（2）加氢精制25×104t/a（3）干气制氢0.5×104Nm3/h2.油品储运系统（1）原料油罐区原料油储罐4×10000m3，共40000m3，立式拱顶罐；（2）半成品及成品油罐区蜡油储罐2×1000m3，共2000m3，立式拱顶罐；柴油储罐3×3000m3，共9000m3，立式内浮顶罐；汽油储罐3×1000m3，共3000m3，立式内浮顶罐；渣油储罐2×2000m3，共4000m3，立式拱顶罐；（3）液化气罐区液化气储罐4×200m3，共800m3，卧式压力罐；（4）设原料油汽车卸车设施，成品油汽车装车出厂设施，液化气汽车装车出厂设施。（5）火炬设施：设一座高60米，直径500mm的火炬及配套设施。火炬系统不在新建厂区内，拟建于新建厂区东北方向75米的空地上，其辐射半径90米范围内无建构筑物。3.公用工程系统（1）设计新鲜水供水能力70m3/h。生产、生活用水均采用地下水。（2）新建一座2000m3/h循环水厂。（3）新建一座300m3/h污水处理厂。（4）供电：设35KV的总变电所一座，主配电室1座，及其它配电室。（5）空压站：新建50m3/min的供风系统和50m3/h的PSA变压吸附制氮装置。4.厂外工程厂外工程包括：厂外输电工程、厂外供汽工程、污水排放。二.研究范围本可行性研究报告的研究编制范围及单元划分如下，见表1—1：项目设计范围及单元划分表1—1序号装置（单元）名称备注1针状焦装置10×104t/a2汽柴油加氢精制25×104t/a3干气制氢0.5×104Nm3/h4总图运输4.1工厂总图含围墙、大门、守卫室、绿化4.2厂区竖向含场地平整、道路、雨排5油品储运5.1原料油罐区5.2成品及半成品油罐区5.3液化气罐区5.4成品油及液化气汽车出厂设施5.5原料油汽车卸车设施5.6火炬设施5.7工厂管网含工艺、热力、给排水、消防管网6给排水6.1污水处理场6.2循环水场6.3新鲜水系统7消防系统8供电8.1总变配电站8.2厂区供电、照明及电信9空压站（含压缩空气站、制氮站）第四节研究结果一.项目主装置概况1.项目主装置建设规模：新建10万吨/年针状焦装置（包括配套吸收稳定和脱硫部分）、和25万吨/年汽、柴油加氢精制装置、0.5×104Nm3/h干气制氢装置以及配套公用工程。2.工艺技术：本套联合装置中针状焦部分采用国内已有的先进焦化、煅烧技术，运用一炉两塔工艺，井架式水力除焦系统，无堵焦阀。加氢精制部分采用国内最先进的OCT-M--汽油选择性加氢脱硫技术和汽提式两段法柴油深度脱硫脱芳（FCSH）技术催化剂采用中国石油化工集团公司抚顺石油化工研究院最新开发的加氢精制催化剂。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和加入助催化剂相结合的方法。工艺技术先进，设备全部国产化，操作安全可靠。吸收稳定部分采用常规四塔流程；脱硫部分采用醇胺溶剂脱硫，溶剂再生后循环使用。液化气作为产品去罐区，焦化干气一部分去加热炉作为燃料，另一部分去制氢装置作为制氢的原料气。制氢装置采用焦化干气制氢气技术（制氢规模0.5×104Nm3/h）。3.生产制度：本装置年开工按8000小时计，为连续生产。4.原料：本项目所用原料以沥青、渣油、蜡油为原料，制氢以焦化干气为原料。5.产品方案本项目主要产品方案为：针状焦、精制柴油、精制汽油、液化气、海绵焦。6.水、电、蒸汽消耗循环水1200m3/h电力4500KW/h蒸汽10t/h压缩空气40Nm3/min氮气40Nm3/h7.三废排放概况装置正常生产时，含硫污水经酸性水汽提装置，脱除及后，与外排的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气经寿光市信达化工有限公司吸附法脱去SO2后进火炬系统，本技术已在海化集团等企业应用，SO2排放量基本上达到零排放。装置内加热炉烟囱排放的烟气含有少量的、，设计中采用信达化工有限公司吸附法脱去SO2净化后高空排放的措施。加热炉为主要噪音源，选用低噪声燃烧喷嘴并加隔音措施。本项目在设计和建设中通过落实环境保护措施，严格执行“三同时”制度，大幅度削减大气污染物排放量；减少废水及废水污染物的排放量，固废处理均符合国家相关规定和要求，噪声满足标准要求。8.占地本项目布置在东营市胜星化工有限公司北侧新征空地上，占地面积为：636×260=165360m2。9.定员本项目年生产时间为8000h，生产装置均按四班三运转制，每天连续生产24h，生产管理人员和辅助人员每天8h工作制，本拟建项目需增加就业岗位约230个。10.投资及收益（1）本项目得以实施，需建设投资9770万元。（2）该项目企业年均可获170000万元的销售收入和6880万元的利润投资总额，投资回收期为3.1年(含建设期,动态)，财务内部收益率为58.8％，财务净现值为8600万元（税后）。这些都好于行业标准。相关数据见财务分析表，表1-2。财务分析表表1-2序号名称单位金额备注一项目总投资万元97701工程建设投资万元55002建设期利息万元1803流动资金万元4090二财务指标1营业收入(含税)万元170000生产期平均2营业税金及附加万元610生产期平均3增值税万元5100生产期平均4总成本费用万元160000生产期平均5利润总额万元4290生产期平均6所得税万元1072.5生产期平均7税后利润万元3217.5生产期平均三财务评价指标1投资利润率％32.93%2投资利税率％56.3%含增值税3投资回收期年0.98含建设期,动态，税前投资回收期年3.1含建设期,动态，税后4财务内部收益率％63.9%税前5财务内部收益率％58.8%税后6财务净现值万元19770税前7财务净现值万元14060税后根据本工程财务评价的技术经济指标，工程项目建成投产后经济效益较好，企业具有一定的抗风险能力。综上所述，该公司依托现有企业的资源、经济和环境优势，投资建设10万吨/年针状焦及汽柴油精制项目，是合理的、可行的。

第二章市场分析和价格预测第一节产品市场分析和价格预测建设10万吨/年针状焦、25万吨/年汽柴油精制综合项目的主要产品是针状焦、精制柴油、精制汽油、液化气等，我国钢铁正处于高速发展时期，针状焦市生产超高功率石墨电极的主要原材料，特别是国内的针状焦生产能力远远不能满足市场需求；随着我国国民经济的不断发展和环境保护档次的不断提升，国内市场对汽柴油特别是高清洁汽柴油的需求会越来越紧迫。东营市胜星化工有限公司目前生产和销售的主要产品与上述产品相同，其实际的市场情况走势也说明这些产品是我国经济活动中少有的几个需求持续增加的商品。（一）市场预测分析本项目的主要产品为针状焦、精制柴油、精制汽油、液化气、海绵焦，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有很广阔的应用范围：焦化干气是本项目制氢装置的原料气，还可作为本项目的燃料气使用，极大的降低了装置的能耗。（二）产品市场分析1.产品用途该项目所产针状焦灰分0.4%、真密度稳定在2.80以上；该该项目所产汽柴油，达到国家高清洁优质柴油标准，硫含量仅为30ppm项目所产液化气，丙烯含量为18%左右，可作为气分装置的原料，或作为民用液化气使用；该该项目所产海绵焦和普通石油焦一样是很好的燃料。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国内市场，国外市场不做分析。国内部分针状焦装置状况表2—1企业名称工艺方法装置规模中平能化集团开封碳素公司煤系针状焦2万吨/年中钢鞍山热能研究院煤系针状焦8万吨/年（待建）锦州石化石油系针状焦3万吨/年山西宏特化工有限公司煤系针状焦3万吨/年（待建）山西省朔州化工公司煤系针状焦3000吨/年淄博齐丰炼油厂石油系针状焦5万吨/年（待建）注：以上统计为2009年初数据1.目前针状焦国内供应趋于严重不足，进口价格在1500-1600美元/吨，国内价格在8000-9000元/吨；2.本项目柴油价格为5500元/吨。3.本项目汽油价格为5600元/吨。4.本项目液化气价格为3800元/吨。5.本项目海绵焦价格为1300元/吨（2）产品的市场竞争力分析①目标市场分析a、目标市场选择与结构分析该项目所产针状焦，可供国内电极制造厂；由于该产品主要依赖进口，，项目所产针状焦无滞销风险；b、该项目所产汽柴油为高标准、高清洁燃料，性能及质量等级超过周围包括齐鲁石化在内的炼油企业，所以在同等价格上有相当大的竞争优势；综合以上分析，该项目的市场可行性和经济效益、社会效益都是十分骄人的。第二节原料供求和价格预测一.原料的性质针状焦装置对原料的适应性较强，该装置以加工沥青、减压渣油、蜡油等原料为主，也可直接加工沥青。加工不同原料采用的工艺路线基本相同。二.原料供需状况分析（1）项目原料供应本项目年耗沥青25万吨万吨（原有40万吨/装置可满足供应，同时可节省运输费用），其他渣油、蜡油15万吨外购解决，山东周边地区的渣油、蜡油市场保有量完全能够满足需求，周边炼油企业的渣油、蜡油都没有很好的用途，故本项目对原料的需求受市场影响不大。（2）供应可靠性分析该项目外部市场渣油、蜡油供应量很大，主要供应方如下：山东地区部分渣油供应厂家及外销量表2-6企业名称外销量1中国石化济南炼油厂30万吨/年2济南石化集团30万吨/年3临淄齐丰炼油厂3万吨/年4高青炼油厂4万吨/年5中海沥青39万吨/年6滨化集团60万吨/年7京博化工1.5万吨/年8利津石化30万吨/年9青岛石化15万吨/年10石大科技21万吨/年由上表可以看出，周边地区的渣油、蜡油年产量完全能够满足本项目的需求。目前山东地区大部分炼厂都以常减压、催化装置为主，减压渣油、蜡油深加工装置较少，基本全部外销，所以山东地区市场供应比较充足，价格较低。近阶段渣油价格基本维持在2900—3300元/吨之间，蜡油在32003500元/吨。三.价格预测1.产品价格现状及预测近期随着原油价格的起伏不定，其下游产品的价格也有所波动，但相比较2008年，原油的价格较低，随着经济形式的好转与复苏，所以本装置所生产的产品价格在未来几年内将比较稳定且处于上涨阶段。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。第三节辅助材料、燃料的供应本套装置所需的主要的辅助材料和燃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、风由该公司自供，蒸汽由工业园内的永泰热电厂供给。其它辅助用料如催化剂、消泡剂等由专门的制造厂家订购，不存在短缺问题。

第三章生产规模及产品方案第一节生产规模1.项目主装置建设规模：新建10万吨/年延迟焦化装置（包括配套吸收稳定和脱硫部分）、和25万吨/年汽柴油联合加氢精制装置、0.5×104Nm3/h干气制氢装置及配套公用工程。2.装置开工时数：装置开工时间8000小时。第二节产品方案一.产品加工方案：1.原料油在10×104t/a焦化、煅烧装置经换热升温，再经加热炉加热后进入焦化分馏塔，焦化分馏塔塔底重油经加热后进聚焦塔，焦化反应油气返回分馏塔，切割出焦化汽油、柴油等中间产品；焦化装置采用大循环比，少产焦化蜡油；聚焦塔生成的针状焦、海绵焦采用水力除焦。产生的液化气经脱硫后作为产品出厂。全厂燃料气脱硫后作为燃料自用。2.焦化汽油、柴油进25×104t/a汽柴油加氢精制单元精制，精制汽油和精制柴油作为产品出厂。3.0.5×104Nm3/h干气制氢以本厂自产的焦化干气为原料，将焦化干气经碱水洗系统进一步脱硫，由压缩机升压至3.2MPa，进入原料加热炉，在加氢反应器中进行烯烃加氢饱和及有机硫转化，然后进入脱硫反应器脱硫，得到总硫质量分数不大于0.3μg/g、烯烃体积分数不大于0.5%的气体，进入转化炉，生成H2、CO、CO2及部分残余甲烷的转化气，经中温、低温变换反应器后进入PSA吸附装置，除去气体中的CO、CO2、甲烷等，得到纯度为99%以上的工业氢气。4.全厂总加工流程图二.全厂物料平衡全厂总物料平衡见表3—1。 全厂总物料平衡表表3—1物料一.原料1.渣油、蜡油15.00×104t/a2.沥青25.00×104t/a合计40.00×104t/a二.产品1.液化石油气2.6×104t/a2.汽油10×104t/a3.柴油15.0×104t/a4.海绵焦3×104t/a5.针状焦10×104t/a合计40.6×104t/a三.燃料气1.干气1.7×104t/a四.损失0.3×104t/a总计82.00×104t/a三.各产品执行的产品标准各产品执行的产品标准见表3—2产品标准表3—2序号产品名称执行标准备注1液化气GB11174—19972柴油欧Ⅳ3汽油欧Ⅳ4海绵焦协议指标，报告值5针状焦真密度≥2.8四.主要产品质量1.针状焦：灰分≤0.3%；真密度≥2.8；2.汽柴油：硫含量≤30PPM；2.液化气：GB11174—1997。第三节全厂自控水平本项目所包含装置均为连续生产，流体介质易燃易爆，部分介质具有腐蚀性，故对自控设备选型、防爆、防腐要求严格。为保证装置平稳操作，提高产品收率和质量，降低能耗，尽可能提高经济效益，本项目采用分散型控制系统（DCS）。通过DCS对工艺过程进行集中控制、监测、记录和报警。DCS显示全面、直观，控制可靠、灵活、稳定、操作方便、精确，并可为全厂实现计算机数据处理和生产管理创造条件。全厂自动化水平较高。第四章工艺技术方案第一节工艺技术方案的选择一.工艺技术方案确定的依据目前，山东地区沥青、渣油和蜡油市场资源丰富，在工艺技术先进、投资回报比较高、市场风险相对差、经济效益与社会效益共得的背景下，适合投资该项目。二.工艺技术方案的选择在工艺技术方案的选择上，针状焦技术将沥青、渣油、蜡油转变成针状焦、焦化汽油、柴油、蜡油和液化气，再将焦化汽油、柴油进行加氢精制，生产出高品质、搞清洁的汽油和柴油的技术方案，是沥青、渣油、蜡油深度加工技术方面一条既节约了能源又提升了环保档次，同时又打破了制约我国钢铁行业瓶颈的技术方案，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，该综合利用项目采用针状焦及汽、柴油混合加氢的组合工艺技术方案。该项目主装置分为针状焦装置、汽柴油混合加氢装置和焦化干气制氢装置。第二节各装置工艺技术概况一.延迟焦化装置1.生产规模针状焦装置设计加工能力：焦化循环比为1.0时，加工能力为10×104t/a。本次以10×104t/a计算物料平衡。配套的各单元的设计处理能力分别为：气体脱硫单元：5×104t/a硫回收单元：0.5×104t/a（预留）2.装置范围装置范围包括：焦化、吸收稳定、脱硫及酸性水汽提等四个单元。3.开工时数：年开工时数8000h。4.原料来源及产品去向（1）原料针状焦原料为沥青、渣油、蜡油。（2）产品去向装置产品有：针状焦、干气、海绵焦、汽油、柴油。产品去向是：干气→去制氢装置及厂系统瓦斯汽油→去焦化汽柴油加氢精制装置柴油→去焦化汽柴油加氢精制装置海绵焦→作燃料/外销石油焦→外销5.原料和产品性质（1）原料装置原料：沥青、渣油、蜡油性质分别见表2—4及表2—5。（2）产品性质①汽油见下表汽油有关性质表4—1项目汽油分析方法循环比1.00密度（20℃）g/cm30.7382ASTMD4052ISO12185酸值mgKOH/g0.7GB/T258实际胶质，mg/100ml28GB/T509碱性氮，mg/kg32SH/T0162诱导期，min115ASTMD525铜片腐蚀（50℃，3h）3bASTMD130溴价，gBr/100ml52.8SH/T0630-96PONA，m%正构烷烃异构烷烃环烷烃烯烃芳烃23.2618.128.5821.39.68ASTMD6623元素分析C，m%H，m%S，mg/kgN，mg/kg84.7814.263095SH/0656/-98ASTMD5291SH/T0656-98ASTMD5291SH/T0253-92SH/T0657-98ASTMD4629馏程，℃初馏点5%10%30%50%70%90%95%终馏点497786111129145162168179ASTMD86②柴油性质柴油性质见表4—2。柴油性质表4—2项目柴油分析方法循环比1.00密度（20℃）g/cm30.8752ASTMD4052ISO12185运动粘度，m㎡/s20℃20℃4.1342.210ASTMD93酸值mgKOH/g0.9GB/T258实际胶质，mg/100ml131GB/T509碱性氮，mg/kg368SH/T0162闪点（闭口），℃80ASTMD93凝固点，℃-13GB/T510苯胺点，℃51ASTMD611钢片腐蚀（50℃，3h）2CASTMD13010%残炭，m%0.09ASTMD4530溴价，gBr/100ml17.7SH/T0630计算十六烷指数56ASTMD4737元素分析C，m%H，m%S，mg/kgN，mg/kg85.1613.0130109SH/T0656/-98ASTMD5291SH/T0656-98ASTMD5291SH/T0253-92SH/T0657-98ASTMD4629馏程，℃初馏点5%10%30%50%70%90%95%205223242269291315340354ASTMD86④焦化干气、液化气性质：焦化干气组成见表4—4，液化气组成见表4—5焦化干气组成性质表4—3项目焦化气体分析方法组成氢气甲烷乙烷乙烯硫化氢丙烷丙烯丁烷丁烯氨总计M%1.08840.68128.26410.45011.5383.0001.3741.9561.3630.286100.00RIPP79—90焦化液化气组成性质表4—4项目焦化液化气分析方法组成丙烷丙烯丁烷丁烯总计M%39.0017.8225.3817.80100.00RIPP79—90⑤针状焦性质针状焦性质表4—5项目针状焦分析方法循环比1.00真密度，g/cm32.8SH/T0033挥发分，m%7.5SH/T0026灰分，m%0.23SH/T0029净热值cal/gASTMD4809元素分析C，m%H，m%SN0.020.07SH/0656/-98SH/T0656-98RTPP106-90SH/T0656-98金属分析，mg/kgAlCaSiNaV120603606001200⑥物料平衡装置加工量以10×104t/a计，年开工时间为8000小时。装置物料平衡见表4—7。焦化装置平衡表表4—71名称Wt%t/h104t/a2原料3原料油33.0055.0043.004合计33.0055.0043.005产品6焦化干气1.52.1.77液化石油气232.68汽油812109柴油10201510针状焦8121011海绵焦24312合计31.55342.36.工艺流程简介（１）针状焦装置原料油从工序外罐区进中间罐（D－1001），经原料油换热泵（P-1001/1、2）抽出与原料油—柴油换热器（E-1003）和原料油-蜡油换热器（E-1005）换热后，进入分馏塔下部，与聚焦塔塔顶油气在分馏塔底接触换热，原料油被加热，油气中重循环油被冷凝与原料一起经辐射进料泵（P-102/1、2）升压，经加热炉对流段至加热炉辐射段加热到反应温度后经四通阀进焦炭塔（C-1001/1、2）入口，为防辐射炉管结焦，在其入口处注水。塔顶油气进分馏塔底部，本工序由两个聚焦塔切换操作，一个充焦，一个除焦，除焦程序为吹气、水冷、切焦、再气密、暖塔，暖塔的冷凝油经外甩油泵（P-1004/1、2）抽出后，至外甩油及油气冷却器（L-1004.L-1004/1）冷却后进吹气放空油水分离器。分馏塔（C-1002）顶部水蒸汽、富气、汽油由分馏塔出，经分馏塔顶空冷器（A-1001/1～10）和分馏塔顶后冷器（L-1001）冷却后，进塔顶回流罐（D-1003），富气从罐顶去吸收稳定工序，含硫污水经含硫污水泵（P-1013/1、2）压至酸性水汽提单元，汽油进氢精制单元。分馏塔顶顶回流由塔顶循环回流泵（P-1012/1、2）抽出，经顶循环空冷器（A-102/1～8）冷却至55℃返回到分馏塔顶33层，以控制塔顶温度。柴油从第21层塔板由柴油泵（P-1005/1、2）抽出，经原料油-柴油换热器（E-101/1、2）和柴油空冷器（A-1003/1、2）冷却至55℃，一部分返回分馏塔第24层作柴油回流；另一部分经柴油冷却器（L-1003）冷却至40℃后进加氢精制单元。中段回流油从第13层塔板由中段回流泵（P-1012/1、2）抽出（296℃），经中段回流蒸汽发生器取热降温至210℃后返回分馏塔第9层塔板回流。由集油箱抽出的蜡油（333℃）经蜡油泵（P-1006/1、2）升压后分别去吸收稳定系统稳定塔底再沸器及脱乙烷塔再沸器提供热源后进原料器—蜡油换热器（E-1005/1、2）回收热量，换热到210℃后部分返回到集油箱上、下部以平衡分馏塔内部热量及控制循环比，部分经蜡油冷却器（L-1002）冷却后，进蜡油原料罐。聚焦塔（C-1001/A、B）吹汽、冷焦产生的大量蒸汽及少量油气进入接触冷却塔（C-1004）下部，塔顶部打入冷却后的重油，洗涤下来自焦炭塔顶大量油气中的重质油，重质油进入塔底用接触冷却塔底泵（P-1015/A、B）抽出后经接触冷却塔底油及甩油冷却器（E-1009/A、B）冷却后送往外接触冷却塔顶或送出装置。塔顶流出的大量水蒸气经接触冷却塔顶空冷器（A-1004/A～D），以及接触冷却塔顶水冷器（E-1008/A、B）冷切到40℃进入接触冷却塔顶气液分离罐（D-1006），分出的轻污油经污油泵（P-1013）送至罐区，不凝气经过湿法处理后排入火炬烧掉。本装置聚焦塔（C-1001/1、2）2座，采用全井架水力除焦，切焦水用高压水泵（P-1010）直接抽切焦水贮罐（D-1010）的水，经遥控阀、隔断阀、高压水龙带、旋转接头、钻杆、切焦器打入焦炭塔内部除焦、切焦水和针状焦一同流入切焦水池，经沉淀池、切焦提升泵、切焦水贮罐、过滤器至高压泵、切焦水循环使用，不足时补充新鲜水入切焦水贮罐（D-1010）。（2）吸收稳定及脱硫部分自分馏塔顶油气分离罐分离出来的富气进入气压机入口分液罐（D-1203），顶部富气至压缩机（K-1201），底部为凝缩油。富气经压缩机压缩至1.5MPa（g），分离出部分凝缩油后与新鲜水混合洗涤，经富气空冷器（A-1201/1、2）冷至50℃。冷后富气与吸收塔（C-1201）底饱和吸收油、解吸塔（C-1202）顶气混合经富气冷却器（E-1201/1、2）冷至40℃进入富气分液罐（D-1201）。D-1201顶部富气进入吸收塔底部，底部凝缩油由解吸塔进料泵（P-301/1、2）抽出，进入解吸塔顶部。自焦化分馏塔来的粗汽油进入吸收塔顶第32层塔盘作吸收剂，部分稳定汽油进入吸收塔顶第34层塔盘作补充吸收剂。压缩富气自吸收塔底进入，经34层单溢流塔盘与吸收剂逆向接触。该塔设一个中段回流，中段回流油由吸收塔中段回流泵（P-1203/1、2）抽出，经吸收塔中段回流冷却器（E-1202/1、2）冷至40℃返回吸收塔中部。吸收后的贫气自塔顶逸出，进入再吸收塔（C-1204）。吸收柴油自焦化吸收油冷却器（E-1211）来，进入再吸收塔顶部。贫气自下而上经30层单溢流塔盘与吸收柴油逆向接触，塔底凝缩油至焦化分馏塔，塔顶干气至干气分液罐（D-1301），塔底富吸收柴油至焦化C-1202。吸收塔底饱和吸收油经吸收塔底泵（P-1202/1、2）抽出与富气空冷器冷后的富气混合。D-1201底部凝缩油由P-1201/1.2抽出，经解吸塔进料换热器（E-1204）与稳定塔底油换热至70℃，进入解吸塔顶部。在解吸塔中饱和吸收油自上而下，经30层单溢流塔盘，逐渐升温，解吸其中含有的C2以下组分，到达塔底成为脱乙烷汽油。塔底重沸器（E-1203）由焦化蜡油供给热量作为全塔热源。解吸塔顶气与富气空冷器冷后的富气混合。塔底脱乙烷汽油由稳定塔进料泵（P-1204/1、2）抽出，进入稳定塔中部。稳定塔顶逸出气态烃，气态烃分两路，一路经稳定塔顶冷却器（E-1207/1、2）冷至40℃后进入稳定塔顶回流罐（D-1202），另一路经热旁路调节阀直接进入D-1202，以控制稳定塔顶压力。V-302底液化气由稳定塔顶回流泵（P-1206/1、2）抽出分两路，一路作为稳定塔顶回流，另一路至液化气脱硫塔（C-1302）。稳定塔底重沸器由焦化蜡油供热作全塔热源，脱乙烷汽油经稳定塔分馏后，塔底脱除丁烷以下组分，成为稳定汽油。稳定汽油经E-1204、稳定汽油空冷器（A-1202/1、2）、稳定汽油冷却器（E-1205）冷却至40℃，一部分作为产品出装置，一部分作为补充吸收剂，由稳定汽油泵（E-1205/1、2）送入吸收塔顶。自吸收塔顶来的干气进入干气分液罐（D-1301），在罐内除去携带的重烃，进入干气脱硫塔底部。干气自下而上经22层单溢流塔盘与从塔顶流下的贫胺液逆向接触，干气中的酸性物质、被胺液吸收。脱除酸性气后的干气进入位于干气脱硫塔上方的干气溶剂沉降罐（V-1302），分离携带的胺液，净化后干气一部分进入全厂燃料气系统、另一部分进入焦化干气制氢装置作为制氢的原料。稳定塔顶回流罐来的液化气，进入液化气脱硫塔底部。经13层筛孔塔盘与从塔顶流下的贫胺液逆向接触，液化气中被胺液吸收净化后液化气从塔顶溢出，经液化气溶剂沉降罐（D-1303）分离携带的胺液后出装置。从干气脱硫塔和液化气脱硫塔底流出的富胺液经塔底液控阀减压后进入富液闪蒸罐（D-1305），在低压下闪蒸出溶解的轻烃。闪蒸后的富液由富液泵（P-1302/1、2）抽出，经贫富液换热器（E-1301/1、2）与富液再生塔（C-1303）再生后的贫液换热至90℃，进入C-1303顶部。C-1303为富胺液解吸再生塔，解吸所需热量由再生塔底重沸器（E-1304）提供，E-1304所用热源为经减温、减压的0.3MPa、143℃的低压蒸汽。脱除酸性气后的贫胺液自塔底流出，E-1301/1.2、贫液冷却器（E-1302/1、2）冷至40℃，进入溶剂贮罐（D-1304）。贫胺液由贫液泵（P-1301/1、2）从V-404中抽出，分两路分别进入C-1301、C-1302顶部循环使用。另外，根据液化气含酸气量的情况，液化气脱硫所用贫液也可先与液化气静态混合器混合后进塔，此时C-1302起到分离净化气与胺液的作用。酸性气自富液再生塔顶逸出经再生塔顶冷却器（E-1303/1、2）冷至40℃进入再生塔顶回流罐（D-1306）。罐内冷凝液由再生塔顶回流泵（P-1303/1、2）抽出作C-1303塔顶回流。D-1306顶酸性气出装置。各单元流程见附图7.装置技术特点①采用大循环比焦化方案根据加工总流程及装置技术方案要求少产蜡油、多产汽柴油，装置采用大循环比操作，其循环比采用1.0循环比。②采用“一炉两塔”焦化工艺流程按“一炉两塔”计算，聚焦塔的直径为φ6100，国内已有设计和制造经验，技术比较成熟，而且油气线速较低，有利于装置的长周期运转。③采用24小时生焦周期④采用清洁生产的工艺流程，提高环境保护水平由于针状焦工艺是将沥青、渣油深度转化为较轻质油品和针状焦的工艺，采用水力除焦技术除去焦炭，会产生粉尘、污水、废气等污染。为减少污染，设计采取了冷焦水密闭循环，消除恶臭气味和采用密闭吹气放空系统，实现聚焦塔吹气放空过程中无废气排放。⑤采用双面辐射加热炉，延长焦化炉的连续运行周期。⑥采用多点注除氧水技术。⑦采用无堵焦阀的焦炭塔预热流程。⑧聚焦塔设置注消泡剂措施，减少焦粉夹带。⑨富气压缩机采用离心式压缩机。⑩吸收稳定采用常规的四塔流程，产液态烃。（11）脱硫采用湿法脱硫工艺。8.主要设备的选型焦化及吸收稳定装置主要设备见焦化及稳定装置设备一览表，表4-8。干气、液化气脱硫装置设备一览表，表4-9。针状焦装置主要设备见焦化及稳定装置设备一览表表4-8序号设备名称设备代号型号规格数量一塔类1聚焦塔C-1001A/Bφ6100×2100022焦化分馏塔C-1002φ3200×36(层)13接触冷却塔C-1004φ2600×10(层)14吸收塔C-1201φ1400×40(层)15解吸塔C-1202φ1200×40(层)16再吸收塔C-1203φ1200×30(层)17稳定塔C-1204φ1600×40(层)1二加热炉1加热炉1三冷换设备1原料-顶循环换热器E-1001A～BBES1000-2.5-505-6/19-2B22原料-柴油换热器E-1002BES800-2.5-205-6/19-413原料-柴油及回流换热器E-1003A～DBES1100-2.5-400-6/25-2B44原料-蜡油换热器E-1004A～BLBES600-2.5-110-6/19-425原料-蜡油及回流（Ⅱ）换热器E-1005LBES1000-2.5-505-6/19-216原料-蜡油及回流（Ⅲ）换热器E-1006A～BLBES1000-4.0-350-6/19-227中段回流蒸汽发生器E-1007BJS800-6.4-168-6/25-218蜡油及回流蒸汽发生器E-1008BJS800-6.4-168-6/25-219除氧水-蜡油换热器E-1010A～BBES600-6.4-105-6/19-4210采暖水-柴油换热器E-1011AES800-2.5-160-6/25-4111采暖水-蜡油换热器E-1012A～BAES600-2.5-115-6/19-2212分馏塔顶冷却器E-1013A～BRCBOS1200-1.6-535-6/19-2B213顶循环冷却器E-1014AES600-2.5-90-6/25-2114柴油吸收剂冷却器E-1015AES700-2.5-155-6/19-2115新鲜水-一级排水换热器E-1016A～DAES600-2.5-115-6/19-2416新鲜水-二级排水换热器E-1017A～DAES600-2.5-115-6/19-2417接触冷却塔顶冷却器E-1018A～BBJS800-1.6-205-6/19-4218焦化分馏塔顶空冷器A-1001A～FGP9×3-6-193-1.6S-23.4/DR-Ia1019焦化柴油空冷器A-1002A～BGP9×3-8-258-2.5S-23.4/DR-IV220接触冷却塔顶空冷器A-1003A～BGP9×3-6-258-2.5S-23.4/DR-I821混合富气后冷器E-1201A～BRCBOS-1000-2.5-280-6/25-4B222吸收塔中段冷却器E-1202A～BBES600-2.5-115-6/19-2223解吸塔中段重沸器E-1203BJS1000-2.5-350-6/19-2124解吸塔底重沸器E-1204BJS1000-2.5-350-6/19-2125稳定塔底重沸器E-1205BJS1200-2.5-395-6/25-4126稳定塔顶后冷器E-1206A～BBJS1000-2.5-350-6/19-4227采暖水-稳定汽油换热器E-1207A～BBES600-2.5-90-6/25-2228稳定汽油后冷器E-1208A～BBES600-2.5-90-6/25-2I229混合富气空冷器A-1201A～BGP9×3-4-129-2.5S-23.4/DR-IIa230稳定汽油空冷器A-1203A～BGP9×3-6-193-2.5S-23.4/DR-IIa231冷焦水空冷器A-1204A～BGP9×3-8-258-1.6S-23.4/DR-IVa8四容器类1原料缓冲罐V-1001φ3000×19300×1012分馏塔顶油气分离罐V-1002φ4200×12216×1813接触冷却塔顶油水分离罐V-1004φ3200×11708×1414压缩机出口油气分离罐V-1008φ3600×11936×1815稳定塔顶回流罐V-1201φ2400×8364×121五机泵类1原料泵P-1001A,BW7.2ZK85Z2M1WA22辐射泵P-1003A,B23粗汽油泵P-1004A,B40AYu50A×524顶循环油泵P-1005A,BZE150-325025柴油及回流油泵P-1006A,BZE150-4400B26焦化中段油泵P-1008A,BZE100-2250A27蜡油及回流油泵P-1009A,BTPY-440-130A28塔底循环泵P-1010ZE50-2200A19含硫污水泵P-1011A,BAYu12-50A×4210开工泵P-10122QYR40-112/2.5211甩油及开工泵P-1013A65AYu100A1P-1013B2QYR40-112/2.5112接触冷却塔底泵P-1014A,B100AYu120213接触冷却塔顶污油泵P-1015A,B65AYu120214封油泵P-1016A,B65AYu100×2C215高压水泵P-1018116轻污油泵P-1019A,BTR50-250217火炬分液罐底泵P-1020A,BPAC50-250218缓蚀剂泵P-1024A,BJX100/1.3-0.55-404P219氨水泵P-1025A,BJX100/1.3A-0.55-404P220消泡剂注入泵P-1028CIS-1V/1.0M3-2P-JX121解吸塔进料泵P-1201A,BPAC80-250A222稳定塔进料泵P-1202A,BPAC80-250B223吸收塔中段泵P-1203A,BPAC80-250B224吸收塔底泵P-1204A,BPAC80-250A225稳定汽油泵P-1205A,BPAC50-315A226稳定塔顶回流泵P-1206A,BSCP150-125-75/175227凝缩油泵P-1207A,BSHP-F50-32-5/215228冷焦水油泵P-1031A,BPAC150-560B229冷焦水提升泵P-1032A~CPAC150-315B330冷焦水提升泵P-1033APAC50-315B1P-1033BPAC40-315B1干气、液化气脱硫装置设备一览表表4-9序号设备名称设备代号型号规格数量备注一塔类1液化石油气脱硫汽提塔T-11801φ1400/φ1600(15层)12干气脱硫塔T-1302φ1200×(20层)13再生塔T-1303φ1400×(20层)14液化石油气砂滤塔T-1304φ1200×65001二冷换设备1贫—富液换热器E-1301A~DBES600-2.5-115-6/19-2B42贫液冷却器E-1302ABBES800-2.5-205-6/19-2B23再生塔顶冷凝器E-1303BES1000-2.5-400-6/25-214重沸器E-1304TBJS800-2.5-170-6/25-21三容器类1富液闪蒸罐V-1303φ2400×60001卧式2酸性气分液罐V-1304φ2400×60002卧式3溶剂缓冲罐V-1305φ5000×80001立式4蒸汽碱温罐V-1307DN200×45001卧式5凝结水罐V-1308φ800×25001卧式6阻泡剂罐V-1309φ273×8161立式7净化干气分液罐V-1310φ3000×65001立式8氮气水封罐V-1311φ500×20001立式9液化石油气碱洗沉降罐V-1312φ2400×85001卧式10水洗碱沉降罐V-1313φ2400×85001卧式四其它类1袋式过滤器FI-1301FPRB-IAL-50/C.S22活性炭过滤器FI-1302φ1400×400013袋式过滤器FI-1303FPB-IAL-50/C.S14液化石油气—碱液混合器MI-1301MV5/100-2.5-1000SS15水洗碱混合器MI-1302φ18×φ251五机泵类1液化石油气水洗泵P-1301A,B40A-ZYII80×222溶剂循环泵P-1301A,B65AY100×223再生塔顶回流泵P-1301A,BZA25-200-H0014溶剂加入泵P-1301A,BPVEIS-TTS15富液加压泵P-1301A,BZA25-2509.公用工程1.装置消耗定额（1）给排水水量见表4-10；（2）用电量见表4-11；（3）蒸汽产耗及凝结水回收量见表4-12；（4）燃料气耗量见表4-13；（5）非净化风用量见表4-14；（6）净化风用量见表4-15；（7）氮气耗量见表4-16；装置水用量表4-10序号使用地点给水t/h排水t/h新鲜水循环水脱盐水循环热水含油污水含硫污水生活污水1焦化8706.573521.52吸收稳定4403943脱硫及再生1100.6111.6合计131207.112310621.5装置用电量表4—11序号使用地点电压V设备数量（台）设备容量（KW）轴功率KW年工作时数备注操作备用操作备用1焦化单元38037151328.6538.68000100002266566580003809533318510001000022～900～900100038020079579510002吸收稳定单元380128～385～26080003脱硫单元3808790708000合计38057301803.6948.780001000022～665～66580003809535519710001000022～900～9001000装置蒸汽用量表4—12序号使用地点蒸汽用量t/h，压力MPa备注1.03.51焦化单元3.50.8连续2吸收稳定单元连续3脱硫单元11.3连续合计14.80.8连续装置燃料用量表4—13序号使用地点燃料气Nm3/h备注1焦化炉（F—1001）1300燃料气热值按10000Kcal/Nm3，效率按91%计非净化风用量表4—14序号使用地点非净化风Nm3/h备注1焦化单元50合计50净化风用量表4—15序号使用地点净化风Nm3/h备注1焦化单元20仪表风2吸收稳定单元10仪表风3脱硫单元6仪表风合计36氮气用量表4—16序号使用地点Nm3/h备注1焦化单元202吸收稳定单元93脱硫单元8合计372.化学药剂（辅材）消耗本装置的化学药剂有：氨水、缓蚀剂、消泡剂、破乳剂、碱液（30%）和MDEA（25%）等，具体见表4—17。催化剂、化学药剂等用量表4—17序号名称型号或规格年用量t一次装入量预期寿命备注120%氨水·402缓蚀剂701963脱硫剂JX—15514消泡剂SF—111.55磺化酞菁钴0.0250.0256二乙醇胺溶剂317活性炭DX—301.281.2838磷酸盐·0.42二.汽柴油加氢装置25×t/a汽柴油加氢精制装置以焦化汽油、焦化柴油为原料，生产精制汽油和柴油，含酸性水汽提装置。1.装置能力装置公称规模为25×t/a汽柴油加氢精制部分和2×t/a酸性水汽提部分；年开工8000小时。2.原料、产品性质及主要技术规格。（1）原料①本装置原料油为焦化汽油及柴油，其性质见表4—1、表4—2。②新氢装置所需新氢由本厂干气制氢装置外送管网提供。氢气纯度大于99%(mol).③产品根据总流程安排，加氢精制装置设计生产乙烯料、柴油的工艺方案进行。乙烯料和精制柴油均作为产品直接出厂。产品预期性质见表4—18。汽油、柴油性质表4—18项目名称乙烯料柴油密度（20℃）g/cm30.7050.840色度，（D—1500）号＜2.0折光，（20℃）1.41841.4813粘度，（20℃）4.268凝点，20℃0硫含量，μg/g3030氮含量，μg/g＜1.0275氧化沉渣，mg/100ml0.7酸值mgKOH/g＜0.3＜0.7十六烷值56溴价，gBr/100ml1.0闪点（闭口），℃＞60馏程，℃（ASTMD86）初馏点/10%30%/50%70%/90%100%65/92143/157164/168176165/170258/286303/3273593.催化剂加氢反应选用石油化工科学研究院研制的FH—98加氢精制催化剂。4.装置物料平衡（1）加氢装置物料平衡见表4—19加氢装置物料平衡表4—19项目%（w）新鲜料t/a入方焦化汽油30.1510焦化柴油68.2815化学氢耗，m%1.470.3675合计，m%100.0025.3675出方C1/C2/C3/C40.017/0.017/0.010/0.007/1.5/0.0870.89/0.052气体合计，m%1.670.95汽油馏分，m%30.699.88轻柴油馏分，m%69.3114.95合计100.0024.83（2）污水汽提装置物料平衡见表4—20污水汽提装置物料平衡表4—20项目Kg/ht/a备注入方原料250020000蒸汽2301840合计273021840出方酸性气18.75150氨540净化水270021600合计2723.75217905.流程简介（1）汽柴油加氢精制部分①反应部分从焦化部分来的焦化柴油和吸收稳定部分来的稳定汽油经过罐区混合后，再经过加氢进料过滤器(SR—2001/1.2)过滤后进入原料缓冲罐(D—2001,设有氮气保护，防止原料氧化)，再由反应进料泵(P—2001/1.2)抽出升压后，先与精制柴油在换E—2003/1～4换热。换热后与氢气混合，再与加氢精制产物在换E—2001/1～2进行换热，然后经加热炉(F—2001)加热至要求温度，自上而下流经加氢精制反应器(R—2001)。在反应器中，原料油和氢气在催化剂作用下，进行加氢脱硫、脱氮、烯烃饱和等精制反应。从加氢精制反应器出来的反应产物与混氢原料(E—2001/1～2)及低分油换热(E—2002/1～4)后，再进入反应产物空冷器(A—2001/1～2)，冷却至55℃左右进入反应产物后冷器(L—2001/1～2)，冷至45℃左右进入高压分离器(D—2002)进行油、水、气三相分离。为了防止加氢反应生成的硫化氢和氨在低温下生成铵盐，堵塞空冷器，在空冷器前注入脱氧水。高压分离器顶气体经循环氢压缩机(K—2002/1～2)升压后，与经压缩后的新氢混合，返回到反应系统。从高压分离器中部出来的液体生成油，减压后进到低压分离器(D—2002)中，继续分离出残余的水。油相去脱硫及分馏部分。从高压分离器及低压分离器底部出来的含硫含氨污水经减压后，送出装置处理。②分馏系统低分油与反应产物换热(E—2002/1～4)后，进入生成油脱硫化氢汽提塔(C—2001)。经过炉F—2001加热的过热蒸汽进行汽提。塔顶油经空冷器(A—2002)、水冷器(L—2002)冷凝冷却到40℃，进入塔顶回流罐(D—2004)。液体作为塔顶回流。含硫气体和低分气一起送到焦化装置进行脱硫或火炬系统。从塔底出来的脱硫化氢油直接进入分馏塔(C—2002)。分馏塔顶油气经分馏塔空冷器(A—2003)和分馏塔顶后冷器(L—2005)冷凝冷却到40℃，进入塔顶回流罐(D—2005)，罐顶少量油气至放火炬系统，罐底汽油用塔顶回流泵抽出，一部分作为回流打入分馏塔顶部，另一部分进产品罐。分馏塔底由分馏塔底重沸炉(F—2002)提供热量，精制柴油从塔底抽出后经精制柴油泵(P—2002/1～2)升压与原料油换热后，再经精制柴油空冷器(A—2004)、后冷器(L—2003)冷却至40℃，作为产品送出装置。（2）酸性水汽提装置自装置外（焦化汽柴油加氢精制、针状焦等装置）来的酸性水进入原料水脱气罐(V—2101)，脱出的轻油气送至火炬系统。脱气后的酸性水进入原料水罐(V—102/A)沉降脱油后进入原料水罐(D—2101/B)。自原料水罐脱出的轻污油自流至地下污油罐(D—2104)，经地下油泵(P—2103)间断送出装置。除油后的酸性水经原料水泵(P—2101/A.B)加压后分为两路：其中一路经冷进料冷却器(E—2101)冷却后进入主汽提塔(C—2101)顶，另一路经原料水—净化水一级冷凝冷却器(E—2103)和原料—净化水换热器(E—2102/A～F)，分别与侧线气、净化水换热至150℃后，进入主汽提塔(C—2101)的第一层塔盘。塔底用1.0MPa蒸汽加热汽提。侧线气由主汽提塔(C—2101)第17层塔盘抽出，经过三级冷凝冷却（第一级为与原料水换热冷却、第二级为循环水冷却、第三级为循环水冷却）和三级分凝后，得到浓度高于97%（V）的粗氨气，经水吸收成氨水；一、二级分凝液经冷却后，与三级分凝液合并进入原料水罐(D—2102A)；汽提塔底净化水与原料水换热后，再经过净化水冷却器(E—2106)冷却，排至排水管网去污水处理场；汽提塔顶酸性气经冷却、分液、湿法处理后专线排入火炬系统。原料水罐顶部设置氮封系统和呼吸阀，以密闭有关气体的泄放，减轻对操作环境的污染。开工初期，净化水可通过开工循环线返至原料水罐，实现内部循环，直到净化水合格为止；当粗氨气含硫量较高时，可经氨水混合器，用原料水吸收后返回原料水罐。各单元流程见附图。6.加氢装置工艺技术特点（1）反应部分采用冷高分流程，采用立式油、水、气三相分离的高压分离器。（2）高压空冷器前注水，避免铵盐结晶析出。（3）采用热壁反应器，设两个催化剂床层。（4）采用炉前混氢方案，提高换热器传热效率和减缓结焦程度。（5）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。（6）催化剂预硫化采用液相硫化方法。（7）加氢反应操作条件见表4—21加氢反应操作条件表4—21项目操作条件入口总压，MPa6.0入口氢分压，MPa4.4床层平均温度，℃初期343末期369体积空速，h-11.75氢油比（v/v）≮400：1床层总温升，初期/末期℃64/67允许径向温差，℃≤5第一床层入口温度：初期/末期℃305/330出口温度：初期/末期℃345/370第二床层入口温度：初期/末期℃340/365出口温度：初期/末期℃364/392催化剂装填比第一床层，V%33.3第二床层，V%66.7保护剂装填量，V%（占催化剂总量）10（6）酸性水汽提采用单塔汽提工艺。7.主要设备选型（1）汽柴油加氢装置汽柴油加氢装置主要工艺设备表4—22序号名称规格型号能力与材质数量（台）备注一反应器类1加氢反应器φ3000×138002CrMo1二塔类1分馏塔φ2200×2500020R1三加热炉1加氢加热炉5500KW/h12重沸炉7200KW/h1四容器类1原料缓冲罐φ3000×900020R12高压汽液分离罐φ2400×780020R13低压汽液分离罐φ2400×780020R14汽提塔顶回流罐φ2000×600020R15氢压机入口分液罐φ2000×300020R26硫化剂罐φ1400×640030417缓蚀剂罐φ1000×180020R18注水罐φ1400×300020R1五换热设备1反应物原料换热器BES800-0.6/8.5-340-6/19-2/230422反应物/汽提换热器BES800-0.6/8.5-340-6/19-2/230443产品/原料换热器BES800-0.6/8.5-340-6/19-2/230444反应物后冷器BES800-0.6/8.5-340-6/25-420R25产品后冷器BES600-2.5-85-6/25-420R16返回氢气冷却器BES800-4.0/8.5-160-6/25-417分馏塔顶后冷却器BES8004.0/8.5-160-6/25-418反应物空冷器GP9X3-4-129-16J-23.4/DR16MnR/30489汽提塔空冷器GP9X3-4-129-16J-23.4/DR20R410分馏塔顶冷却器GP9X3-4-129-16J-23.4/DR20R411空冷器GP9X3-4-129-16J-23.4/DR20R412柴油空冷器GP9X3-4-129-16J-23.4/DR20R4六压缩机1新氢压缩机4M32W-42/6-9022循环氢压缩机2D20W-18/70-902七泵类1分馏塔顶回流泵22分馏塔底泵2（2）酸性水汽提装置主要工艺设备见表4—23酸性水汽提装置主要工艺设备表4—23序号设备名称规格型号数量备注一塔1汽提塔φ600/1400/1600×359001二容器类1原料水脱气罐φ1400×300012原料水罐φ1400×300023硫化氢气液分离罐φ1400×300014污油罐φ1400×300015一级分凝器φ1400×300016二级分凝器φ1400×300017三级分凝器φ1400×300018氨水罐φ1400×300029水封罐φ1400×30001三换热器类1进料冷却器BES600-2.5-45-3/25-4-Ⅱ12原料水、净化水换热器BES600-2.5-110-6/25-4-Ⅱ63一级冷凝器BES700-2.5-155-6/19-414二级冷凝器BES400-2.5-15-3/25-215三级冷