30万柴油加氢可行性研究报告

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1、*精细化工30万吨/年柴油加氢制氢联合装置可行性研究报告工程编号：*石化工程有限责任公司2006年03月08日工程名称：*精细化工30万吨/年柴油加氢制氢联合装置主办单位：*精细化工企业性质：法定代表人：编制单位：*石化工程有限责任公司负 责 人：编制人员： 目 录第一章 总论6第一节 编制依据和原那么6第二节 工程背景、建设要求和投资意义7第三节 工程范围10第四节 研究结论11第二章 市场分析14第三章 生产规模和建设方案16第四章 30万吨/年催化柴油加氢精制装置17第一节 概述17第二节 原料及产品性质18第三节 装置物料平衡20第四节 工艺技术选择22第五节 工艺流程说明27第六节

2、主要设备选择30第七节 消耗指标及能耗39第八节 自控水平45第九节 装置边界条件50第十节 装置平面布置52第十一节 供电和电信53第十二节 分析化验55第十三节 装置定员编制57第五章 4000标立/时氢提纯装置58第一节 概述58第二节 工艺60第三节 设备69第四节 公用工程70第五节 自控仪表72第六节 电气74第七节 分析化验75第八节 装置边界条件76第九节 装置定员77第六章 厂址及建厂条件78第七章 公用工程79第一节 给水、排水79第二节 供电和电信81第三节 供热、供风82第四节 氮氧站83第五节 采暖通风与空气调节84第八章 辅助生产设施85第一节 消防设施85第二节

3、中心化验室87第九章 能耗分析及节能措施88第一节 概述88第二节 工艺装置节能技术89第十章 环境保护90第一节 设计依据90第二节 主要污染源和主要污染物92第三节 环境保护与综合利用论述94第四节 对建设工程引起地生态变化所采取地防范措施96第五节 环保投资97第六节 环境保护措施地预期效果98第七节 存在问题及建议99第十一章 职业平安卫生100第一节 设计依据及原那么100第二节 生产过程中职业危险、危害因素分析103第三节 职业危害因素地防护方案106第四节 事故应急措施110第五节 劳动平安卫生机构111第六节 劳动平安卫生预评价地主要结论112第七节 预期效果113第八节 专用

4、投资114第十二章 工程实施规划115第十三章 投资估算116附图：*2006-03-FA-01反响局部工艺原那么流程图*2006-03-FA-02分馏局部工艺原那么流程图*2006-03-FA-03催化干气变压吸附氢提纯局部工艺原那么流程图*2006-03-FA-04装置设备平面布置图第一章 总论第一节 编制依据和原那么一、编制依据1、?*精细化工30万吨/年柴油加氢制氢联合装置可行性研究报告编制委托书?.2、?*精细化工30万吨/年柴油加氢制氢联合装置工厂设计根底条件?.二、可行性研究报告编制原那么1、充分利用原料资源-,提高产品质量-,生产合格地柴油调和组分.2、兼顾近期目标和远期目标-

5、,合理分步实施-,严格控制投资规模-,做到适时投入-,提高投资效率.3、采用先进、成熟、可靠地工艺技术和设备.4、采用国内催化剂及工艺技术-,最大限度采用国产设备-,降低投资.5、关系密切地单元设为联合装置-,统一规划-,集中布置.6、采用成熟、先进节能技术-,提高能量利用率.7、采用成熟、先进节水技术-,减少新水用量-,降低废水排放量.8、认真贯彻国家、省、地方有关环境保护、消防与劳动平安卫生地法规、规定-,坚持环保、劳动平安卫生与主题工程“三同时地方针.第二节 工程背景、建设要求和投资意义一、 工程背景1、建设单位状况表1-2-1 建设单位现有和方案建设地主要生产装置表序号装置名称投产时间

6、一现有装置120万吨/年常减压装置215万吨/年重油催化装置350万吨/年重油催化装置43万吨/年MTBE装置512万吨/年气体分馏装置63万吨/年甲乙酮装置78万吨/年聚丙烯装置850万吨/年重交沥青装置二方案建设装置130万吨/年柴油加氢精制装置23000标立/时PSA制氢装置311万吨/年甲乙酮原料加氢精制装置44万吨/年顺酐精制装置520万吨/年气体分馏装置67万吨/年甲乙酮剩余C4加氢精制装置7200万吨/年常压装置81万标立/时干气转化制氢装置2、工程建设地必要性及紧迫性根据国家政策-,2005年7月1日已开始执行新地车用柴油标准GB19147-2003-,有关柴油标准数据详见表1

7、-2-2-,此标准是2003年参照EN590-1998欧标准制定地-,较原国家标准有大幅度提高.柴油指标向低硫、低氮、低芳、低密度、高十六烷值方向开展-,低硫是解决环保问题-,低氮是解决柴油安定性问题和环保问题-,高十六烷值是解决燃烧品质和效率问题.这要求各炼油企业对现有柴油品质进行升级.按照建设单位现在地总工艺流程-,近期一期-,暂定为2年催化柴油地数量1518万吨/年-,硫含量约5500PPm、氮含量约1300PPm、安定性差、十六烷值仅25-,比重大SPGR=0.900.93-,不能到达国家标准；远期一期之后催化柴油地数量12万吨/年、焦化柴油地数量12万吨/年、焦化汽油地数量6万吨/年

8、-,产品质量指标均不能到达国家标准.因此-,新建30万吨/年柴油加氢精制装置-,是总流程所必须地.表1-2-2 车用柴油质量标准项 目质量指标(GB 19147-2003)试验方法10号5号0号-10-20-35-50氧化安定性,总不溶物(mg/mL)不大于2.5SH/T0175硫含量,% 不大于GB/T38010%蒸余物残炭,% 不大于GB/T268灰分,% 不大于GB/T508铜片腐蚀(50.C,3h),级 不大于1111111GB/T5096水分,% 不大于 痕迹痕迹痕迹痕迹痕迹痕迹痕迹GB/T260机械杂质无无无无无无无GB/T511润滑性 磨痕直径(60.C),um 不大于46046

9、0460460460460460ISO12156-1运动粘度(20.C),mm2/s 不大于7.0 GB/T256凝点,.C 不高于冷滤点,.C 不高于闪点(闭口),.C 不低于着火性(需满足以下要求之一) 十六烷值 不小于 十六烷指数 不小于10125549465855494604554946-10-5554946-20-14504646-35-29454543-50-44454543GB/T510SH/T0248GB/T261GB/T386GB/T11139SH/T0694馏程 50%回收温度,.C 不高于 90%回收温度,.C 不高于 95%回收温度,.C 不高于300355365300

10、355365 300355365300355365300355365300355365300355365GB/T6536密度(20.C),kg/m3820860800840GB/T1884GB/T1885二、工程建设要求关于加氢精制深度-,取决于全厂柴油组分地产品等级定位-,有以下几种方案：方案一：常规加氢精制6.4MPa氢分压-,解决硫含量、色度和安定性；方案二：常规加氢精制6.4MPa氢分压+提高十六烷值功能-,解决硫含量、色度、安定性-,提高十六烷值-,采用选择性芳烃饱和技术-,在最小裂化率最大柴油收率条件下-,尽可能提高柴油十六烷值1016个单位；方案三：中压8.410.0MPa氢分压

11、加氢改质-,提高十六烷值2025个单位-,解决硫含量、色度、安定性-,提高十六烷值-,采用低空速为加氢精制地0.30.5中压深度精制芳烃饱和技术-,在最小裂化率最大柴油收率条件下-,尽可能提高柴油十六烷值.但投资高-,与“常规加氢精制6.4MPa氢分压+提高十六烷值功能相比-,同等规模装置-,总投资增加约40%.但由于该工艺只能提高十六烷值单项指标-,不能降低密度、凝点等指标-,不经济-,故很少用于工业装置.方案四：中压8.410.0MPa氢分压加氢裂化-,提高十六烷值2835个单位-,彻底解决硫含量、色度、安定性-,提高十六烷值-,采用低空速为加氢精制地0.50.7中压缓和加氢裂化技术-,裂

12、化率约3040%.该工艺投资高-,与“常规加氢精制6.4MPa氢分压+提高十六烷值功能相比-,同等规模装置-,总投资增加约70%.但由于该工艺柴油收率太低-,不经济-,故纯柴油中压加氢裂化很少用于工业装置.结合本工程情况-,本报告对方案一、方案二进行比拟-,选择方案一但考虑方案二地可能性.按照建设单位地远期规划二期-,要求本30万吨/年柴油加氢精制装置考虑加工焦化柴油、焦化汽油和催化柴油混合原料地可能性-,即要求增加装置加工原料地灵活性.按照建设单位地远期规划-,届时可能地最大加工量为33万吨/年-,规模增加较大.本报告对工艺流程和建设步骤进行了统一考虑.三、投资意义本工程地建设意义在于提高产

13、品等级-,解决环保问题.第三节 工程范围30万吨/年柴油加氢精制装置工程包括装置界区内局部和界区外配套公用工程及辅助设施.本报告负责装置界区内局部-,界区外配套公用工程及辅助设施由建设单位负责.第四节 研究结论一、工程主体装置表1-4-1 装置规模序号装置名称一期装置能力万吨/年二期装置能力万吨/年备注1柴油加氢精制装置151830二、主要技术经济指标表1-4-2-2 一期主要技术经济指标序号产品名称规格备注一主要原料1催化柴油2焦化柴油3焦化汽油4氢气二主要产品1柴油全部外销-,汽运2石脑油全部外销-,汽运3干气催化装置回收三主要化学药剂1精制催化剂2支撑剂3惰性瓷球四公用工程1循环水2电3

14、蒸汽4燃料气173标立/时5仪表风230标立/时五能耗指标1066 MJ/t六“三废量含油污水1吨/时七占地面积7000平米八总定员18九总投资5558表1-4-2-2 “一期+二期主要技术经济指标序号产品名称规格备注一主要原料1催化柴油2焦化柴油3焦化汽油4氢气二主要产品1柴油全部外销-,汽运2石脑油全部外销-,汽运3干气催化装置回收三主要化学药剂1精制催化剂2保护剂3支撑剂四公用工程1循环水2电1105千瓦3蒸汽4燃料气391标立/时5仪表风240标立/时五能耗指标864 MJ/t六含油污水1吨/时七占地面积7000平米八总定员18九总投资5670三、结论：本工程利用燃料气中地氢气为氢源-

15、,对催化柴油及焦化汽油、焦化柴油进行质量升级-,解决了高硫、低安定性地质量问题-,确保产品合格出厂-,具有良好地社会效益、环境效益和经济效益-,因此本工程地建设是完全必要地-,其建设进度应尽可能加快.第二章 市场分析一、原料市场分析本工程原料催化柴油、焦化汽油、焦化柴油均为厂内供给-,不存在市场问题.本工程原料氢气来源由厂内新建配套装置提供-,不存在市场问题.二、柴油市场分析本工程属于已有柴油组分地质量升级-,没有增加柴油组分产品数量-,柴油组分可作柴油调和组分或清洁民用燃料油-,按已有渠道销售. 三、石脑油市场分析本工程所产少量石脑油-,辛烷值约70-,可作汽油调和组分或清洁化工轻油销售.表

16、2-1国家环保局公布汽油有害物质控制标准；表2-2 国际三大汽车协会制订地汽油规格； 表2-3 石化行业化工轻油石脑油标准.表2-1国家环保局公布汽油有害物质控制标准项 目控制指标实验方法硫含量-,m% GB/T380锰含量-,m% ASTMD3831铅含量-,g/l GB/T8020芳烃+烯烃-,V% 60烯烃-,V% 35GB/T11132芳烃-,V% 40GB/T11132苯-,V% ASTMD3006表2-2 国际三大汽车协会制订地汽油规格项 目类类类91RON 91/8295 RON 95/8595/8598 RON 98/8898/8898/88S-,m% 氧-,m% 烯烃-,V%

17、 /2010芳烃-,V% 504035苯-,V% 5表2-3 石化行业化工轻油石脑油标准工程质量指标试验方法参照标准1号2号ABAB颜色赛波特比色号不小于+25 GB/T3555-83中国石油化工总公司出口标准SINOPEC002-1987密度(20)-,kg/m3 不大于实测 GB/T1884-83GB/T1885-83馏程 GB/T6536-83 初馏点-, 10%馏出温度-, 不高于 50%馏出温度-, 不高于 90%馏出温度-, 不高于 终馏点-, 不高于 实测 102 149 189 220烷烃和轻烷烃含量-,%(V)不小于 90 70烯烃含量-,%(V) 不大于硫含量-,%(m)

18、不大于 ASMT D 1266铅含量-,g/kg 不大于 100 SH/T 0242-92砷含量-,g/kg 不大于 A10B100 SH/T 0167-92产品性能 本产品为原油经初馏、常压蒸馏在一定温度条件下蒸出地轻馏分-,或二次加工汽油经加氢精制而得地汽油馏分.沸程一般是初馏点至220-,也可根据使用场合加以调整.如用作催化重整原料生产芳烃时-,可取60145馏分(可称轻石脑油)；用作催化重整原料高辛烷值汽油组分时-,可取60180馏分(可称重石脑油)；用作蒸气裂解制乙烯原料或合成胺造气原料时-,可取初馏点至220馏分.属易燃品.用 途 主要用作裂解、催化重整和制氢原料-,也可作为化工原

19、料及一般溶剂 四、副产品市场分析副产品含硫烃气送催化裂化装置吸收稳定局部处理-,回收汽油和液化气-,最后经脱硫化氢处理后-,进入燃料气管网-,不存在市场问题.副产品含硫、含氨酸性水送装置外酸性水汽提装置处理-,净化水返回本装置循环使用-,以减少新鲜水耗量-,不存在市场问题.五、主要辅助材料和燃料市场分析加氢催化剂：由温州华华集团、长岭催化剂厂、抚顺催化剂三厂、萍乡市石化填料有限责任公司提供-,采购方便.燃料气由全厂燃料气管网统一供给-,不存在市场问题.第三章 生产规模和建设方案一、生产规模本30万吨/年柴油加氢精制装置：一期工况一规模：最大30万吨/年-,最小加工能力15万吨/年-,加工催化柴

20、油；二期工况二规模：最大33万吨/年-,加工焦化柴油、焦化汽油和催化柴油混合料.公称规模：30万吨/年.年开工时数：8000 小时.工程设计方案一：一期加工能力15万吨/年；工程设计方案二：二期加工能力30万吨/年.二、建设方案和实施步骤关于加氢精制深度-,取决于全厂柴油组分地产品等级定位-,有以下二种可能：建设方案一：常规加氢精制6.4MPa氢分压-,解决硫含量、色度和安定性；建设方案二：常规加氢精制6.4MPa氢分压+提高十六烷值功能-,解决硫含量、色度、安定性-,提高十六烷值-,采用选择性芳烃饱和技术-,在最小裂化率最大柴油收率条件下-,尽可能提高柴油十六烷值1016个单位.根据建设单位

21、要求-,本工程建设方案为方案一-,但为方案二地改造创造条件-,即预留一台改质反响器位置和一台新氢压缩机位置.三、氢气平衡装置所用氢气约有1000m3/h自全厂氢气管网-, 2000m3/h来自联合装置PSA局部-,氢纯度99.9 v%.进装置地边界条件为：温度 40-,压力 2.33.4MPaG.第四章 30万吨/年催化柴油加氢精制装置第一节 概述根据全厂总流程地安排-,催化柴油加氢精制装置：一期规模：最大30万吨/年-,最小加工能力15万吨/年-,加工催化柴油；二期规模：最大33万吨/年-,加工焦化柴油、焦化汽油和催化柴油混合料.加氢精制柴油馏分作为柴油调和组分或清洁民用燃料油产品-,除密度

22、指标、馏程和十六烷指标外符合世界燃油标准II类柴油标准-,加氢精制石脑油作为汽油调和组分或化工轻油产品.一、编制原那么1、满足全厂总流程对本装置加工目标地要求.2、采用国内先进、可靠地工艺技术和催化剂-,确保产品质量-,降低装置能耗-,以确保装置长周期平安稳定运转. 3、采用DCS集散型控制系统-,对全过程实施在线实时自动数据采集和数据处理、自动控制、超限报警以及自动联锁平安保护.为了确保装置以及重要地工艺设备和机组地平安-,保护生产操作人员人身平安-,装置内设置独立地自动联锁停车保护系统ESD.4、合理用能-,有效降低装置地能耗-,到达国内先进水平.5、最大限度实现设备国产化-,尽量降低装置

23、投资.6、认真贯彻国家有关环保、职业平安卫生、消防法规地要求-,做到三废治理、平安卫生等保障措施与主体工程同时进行-,到达国家及省、地方有关法规规定地指标要求.二、装置规模及开工时数公称规模：30万吨/年；最大规模：33万吨/年；年开工时数：8000h.三、装置组成本装置主要由反响包括压缩机、分馏和公用工程及控制室、配电室局部组成.装置内产生地含硫气体脱硫和酸性水处理由全厂统一考虑.第二节 原料及产品性质1、原料性质进装置地边界条件为：温度 45-,压力 0.65MPaG.表4-2-1 原料油性质方案号原料一原料二原料三工况一工况二项 目焦化汽油焦化柴油催化柴油催化柴油混合油加工规模 万吨/年

24、15.00设计加工量 万吨/年15.00加工量 万吨/年焦汽：焦柴：催柴(0：0：15)(6：12：12)加工量 t/h 焦汽：焦柴：催柴7.5：15：15比例：m%0：0：10020：40：40密度(20C),g/cm33340379SPGR80.9040.9040.8423馏程D-86CIBP/5%/10%30%/50%70%/90%95%/EP30/45/60107/124140/156164/178203/215/221244/273301/338346/352175/200-/256-/354365(92%)/-硫含量：ppm49006500550055005780氮含量：ppm20

25、01750130013001260碱氮含量：ppm1091苯胺点：C65十六烷值5125溴价：gBr/100g凝点：C-5-10芳烃含量10%蒸余物残碳-,%m6灰分-,%酸度-,mgkoH/100ml0.820.93铜片腐蚀50C-,3hr级不合格实际胶质-,mg/100ml358残碳-,-,%m诱导期-,min860溴价-,gBr/100g3716辛烷值MON粘度-,(20C),mm2/s粘度-,(50C),mm2/s2.5闪点-,C8874色号 腐蚀原料流量-,t/h原料20C流量-,m3/h主催化剂体积 -, m325.45主催化剂空速-, h-11.641.76保护剂体积-, m33

26、.05保护剂空速 -,h-1装置所用氢气约有1000m3/h自全厂氢气管网-, 2000m3/h来自联合装置PSA局部-,氢纯度99.9 v%.进装置地边界条件为：温度 40-,压力 2.33.4MPaG.2、主要产品地预期性质见表4-2-3、表4-2-4.表4-2-3 一期产品预期性质项 目粗石脑油精制柴油SPGR硫含量,ppm300氮含量,ppm200烯烃-,v%1十六烷值27粘度-,(20) mm2/s馏程-, IP/10%-93/55183/20130%/50%130/142235/25670%/90% 153/163281/35495%/EP177/207367/-去向去催化装置分馏

27、塔去产品罐区表4-2-4 二期产品预期性质项 目粗轻油精制石脑油精制柴油SPGR0.664硫化氢含量,%m硫含量,ppm300氮含量,ppm200烯烃-,v%11十六烷值40粘度-,(20) mm2/s馏程-, IP/10%-105/-1948/76177/20930%/50%21/30117/130242/26570%/90% 39/55145/162294/34195%/EP70/112169/175356/367去向去催化装置吸收稳定系统去产品罐区去产品罐区第三节 装置物料平衡物料平衡见表4-3-1、表4-3-2.表4-3-1 工程设计方案一工况一柴油加工操作初期 15万吨/年处理量 表

28、4-3-2 工程设计方案二工况二汽柴油加工操作初期 30万吨/年处理量 第四节 工艺技术选择一、确定技术方案地原那么1、采用国内先进地工艺技术及催化剂.2、采用先进合理、成熟可靠地工艺流程.3、选用性能稳定、运转周期长地机械设备.4、提高仪表控制、平安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地日益严格-,各国已公布地近期及远期柴油质量标准-,对硫、苯、烯烃、芳烃等含量都提出了较高要求.作为车用燃料供给商地各炼厂-,按期生产符合市场要求地清洁燃料-,既是达标地根本要求-,也是生存地必由之路.我国也正加快生产和使用清洁燃料地步伐.从2002年1月1日起-,我国柴油产品执行

29、GB252-2000标准-,硫含量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地各号轻柴油允许十六烷值40.从2003年1月1日起-,京、沪、穗三大城市参照执行?世界燃油标准?II柴油类标准.从2005年7月1日起-,全国执行?世界燃油标准?II柴油类标准. 三、国内外柴油加氢技术现状加氢精制是指油品在催化剂、氢气和一定地压力、温度条件下-,含硫、氮、氧地有机化合物分子发生氢解反响-,烯烃和芳烃分子发生加氢饱和反响地过程.柴油加氢精制地目地是脱硫、脱氮和解决色度及贮存安定性地问题-,满足日益严格地环保要求-,同时少量提高柴油地十六烷值.常规

30、地柴油加氢精制工艺已有几十年地历史-,技术上非常成熟.新进展主要表达在高活性、高稳定性、低本钱新型催化剂地研究和开发上.国外大型石油炼制公司和催化剂生产商都开发了专有地柴油加氢脱硫过程和催化剂系统.其中有代表性地主要有：荷兰阿克苏AKZO公司目前最好地脱硫催化剂是KF-752、 KF-840及KF-848.KF-752地活性已是60年代中期相应产品地倍-,多用于直馏原料.对于二次加工原料那么采用KF-840； KF-848是最新开发地具有极高脱硫、脱氮、脱芳及加氢活性地精制催化剂-,不仅适用于加氢精制装置、而且适用于加氢裂化地原料预精制-,FCC原料加氢预处理.埃克森研究和工程公司ER&E于1

31、992年实现商业应用地催化剂RT-601-,采用新型Al2O3载体-,使用先进地促进剂浸渍技术-,催化剂活性高-,特别适合于加工重质劣质原料.在加工直硫柴油时-,RT-601活性与市场上最好地催化剂相当.独联体地列宁石油化工科学生产联合体开发地KrM-70催化剂也具有很高活性.在压力为-,空速为-,温度为350时-,可将直硫柴油地硫含量由1.03wt%降至0.0026wt%-,脱硫率到达99.7%.国内近年来也已开发了多种具有世界先进水平地高性能地馏分油加氢精制催化剂.催化剂地外型及适用范围见表4-4-1.表4-4-1 国产加氢精制催化剂地外型及适用范围型号FH-5ARN-1RN-10FDS-

32、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地深度脱硫二次加工煤、汽、柴油、减压蜡油馏份油地脱硫、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抚顺石油化工研究院在已有FH-5-,FH-5A等加氢精制催化剂地根底上-,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.试验室研究结果说明-,可以在氢分压6.0 MPa-,空速-1-,氢油体积比350:1地条件下-,将鲁宁催柴脱至硫含量小于0.05wt%.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.工业应用结果说明-

33、,FH-98催化剂具有高地脱硫、脱氮活性.该剂至今已在多套工业装置成功应用.其理化性质见表4-4-2.表4-4-2 FH-98催化剂地组成和质量指标形状三叶草形尺寸-,mm-,-,3.0)(28)侧压强度-,N/粒150化学组成-,m% WO31721 MoO3810 NiO物化性质 孔容-,ml/g比外表积-,m2/g120装填密度-,g/ml石油化工科学研究院开发地新一代加氢脱硫、脱氮、脱芳催化剂RN-10是RN-1催化剂地换代产品.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 具有更高地脱硫、脱氮和芳烃饱和活性及良好地活性稳定性及再生性能.以

34、高硫地中东油、高氮地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20万吨/年催化柴油加氢精制装置上首次工业应用.并通过石化总公司地鉴定.试验室研究结果说明-,使用RN-10催化剂-,可以在低压氢分压3.2 MPa-,空速-1-,氢油体积比200300:1地条件下-,将伊朗常三线油脱至硫含量小于0.05wt%-,对中东油焦化柴油馏分油地加氢精制有好地适应性.到2001年底-,RN-10催化剂已在多套工业装置成功应用.RN-10催化剂地理化性质见表4-4-3.作为加氢精制催化剂,RN-10催化剂和FH-98催化剂相比,精制性能相当, FH-9

35、8催化剂柴油收率高0.5%m-,RN-10催化剂酸性高,脱芳性能略高,产品十六烷值多提高1个单位-,但柴油收率低0.5%m.建议采用FH-98催化剂-,以取得高收率-,增加经济效益.截止到2001年底-,我国已有90余套加氢精制装置正在运转-,其中绝大局部是采用国内技术和国产催化剂-,并由国内自行设计和建造.国内加氢精制装置地工程技术已十分成熟-,除拥有高性能地催化剂外-,国内也掌握了加氢精制装置地设备制造和建设技术.表4-4-3 RN-10催化剂地组成和质量指标形状三叶草形.压碎强度-,N/mm18化学组成-,m% WO326 NiO物化性质 孔容-,ml/g 比外表积-,m2/g100 装

36、填密度-,g/ml90.95四、工艺技术方案根据总体规划-,本装置加工地原料一期为催化柴油-,二期为催化柴油、焦化柴油和焦化汽油地混合油-,混合原料地硫含量和溴价均较高.根据加工原料地情况和用户对产品质量地要求-,本装置选择加氢精制工艺.加氢精制催化剂采用石油化工研究院开发地RN-10或抚顺石油化工研究院开发地FH-98.五、工艺流程选择1、反响局部工艺流程一般加氢装置反响局部流程可分为冷高分流程和热高分流程.流程选择要考虑地因素是两种流程情况下地循环氢纯度、溶解氢量、加热炉负荷地变化.要考虑地经济因素是流程不同所引出地主要设备规格、投资变化以及操作本钱地增减.冷高分流程地特点是循环氢浓度相对

37、较高-,工艺流程较为简单-,高压设备个数相对较少-,投资较为节省.热高分流程地特点是热能利用较好-,装置能耗稍低；工艺流程较为复杂-,高压设备多-,投资较大；循环氢纯度较低-,引起氢分压下降-,为维持一定地氢分压-,需要提高系统地总压-,引起投资增加；氢气溶解量较大-,氢气地利用率降低.综合考虑-,本可行性研究报告选择冷高分流程.2、分馏局部工艺流程加氢精制产品分馏一般采用地流程有：单塔流程、双塔流程和汽油稳定流程.单塔流程采用水蒸汽汽提-,塔地.该方案流程简单-,便于操作-,但存在粗汽油腐蚀不合格-,塔顶含硫气体脱硫后无法进入系统燃料气管网-,排至火炬系统-,造成资源浪费等问题.双塔流程设脱

38、硫化氢汽提塔和产品分馏塔各一台.脱硫化氢汽提塔采用水蒸汽汽提-,塔地操作压力一般在0.7Mpa左右；产品分馏塔可采用水蒸汽汽提-,亦可采用塔底重沸炉供热地方式-,须根据全装置地热量平衡权衡其利弊最终确定.分馏塔地.采用双塔流程-,含硫气体可有效地回收和利用-,但双塔流程比单塔流程投资和能耗稍高.汽油稳定流程一般适用于汽、柴油混合加氢汽油量比拟大地场合.其特点是低分油先进分馏塔分馏-,把汽油全部拔出-,塔底分出精制柴油.塔顶汽油再进稳定塔-,稳定塔底为稳定汽油.分馏塔地-,稳定塔地-,因此产生两个不同压力等级地含硫气体.低压地含硫气体一般不能直接送至气体脱硫系统.分馏塔一般需设塔底重沸炉供给热源

39、-,稳定塔设塔底重沸器-,能耗稍高.本装置一期加工催化柴油-,其适宜地流程为单塔流程.本装置二期加工催化柴油、焦化柴油和焦化汽油地混合油-,其适宜地流程为汽油稳定流程.本报告对一期加工流程和二期加工流程统一考虑-,一期设备均可用于二期-,二期改造增加设备地平面位置在一期布置方案中统一考虑预留.六、主要工艺操作条件装置主要工艺操作条件估计值见表4-4-4.表4-4-4 主要工艺操作条件 反响器入口氢分压-,MPa 体积空速-,h1 主精制剂 催化剂床层平均温度-,338初期375 反响器入口氢油比-,体400650七、技术特点1、加氢精制催化剂可采用石油化工科学研究院RN-10或抚顺石油化工研究

40、院FH-98.2、反响局部采用冷高分流程-,采用立式油、水、气三相别离地高压别离器.3、采用炉前混氢方案-,提高换热器换热效率和减缓结焦程度.4、采用热壁反响器.采用新型内构件-,其中包括有入口扩散器、分配盘、冷氢箱、出口收集器等-,使进入反响器中催化剂床层地物流分布均匀-,减小催化剂床层地径向温差.5、反响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响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.装置内设置自动反冲洗过滤器-,脱除大于25微米地固体颗粒-,并对原料油缓冲罐采用燃料气

41、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、采用新型双壳程换热器-,提高换热器传热效率-,使反响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.8、反响流出物空冷器入口处设注水设施-,防止铵盐在低温部位地沉积.9、催化剂按器外或器内再生考虑.催化剂预硫化采用液相硫化方法.催化剂再生采用氮气-空气循环器内再生方式时-,再生过程地注碱系统采用碱液循环流程-,降低碱耗-,减少污染.10、分馏局部一期建设柴油汽提塔可适用于二期作分馏塔-,一期塔盘局部堵孔和分馏塔塔底加热炉系统；二期增加汽油稳定流程.11、产品分馏塔顶、稳定塔顶设注缓蚀剂设

42、施-,以减轻塔顶流出物中硫化氢对塔顶系统地腐蚀.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、原料泵采用电动离心式-,三台-,两开一备.第五节 工艺流程说明一、一期生产流程简述1、反响局部自罐区来地原料油在原料油缓冲罐地液面和流量控制下-,通过原料油过滤器 除去原料中大于25微米地颗粒后-,进入原料油缓冲罐-,原料油缓冲罐用燃料气气封.自原料油缓冲罐来地原料油经加氢进料泵增压后-,在流量控制下-,经反响流出物/原料油换热器换热后-,与混合氢混合进入反响流出物/反响进料换热器-,然后经反响进料加热炉加热至反响所需温度-,进入加氢精制反

43、响器.该反响器设置三个催化剂床层-,床层间设有注急冷氢设施. 自加氢精制反响器出来地反响流出物经反响流出物/反响进料换热器、反响流出物/低分油换热器 、反响流出物/原料油换热器依次与反响进料、低分油、原料油换热-,然后经反响流出物空冷器及水冷器冷却至45-,进入高压别离器 .为了防止反响流出物中地铵盐在低温部位析出-,通过注水泵将脱氧水注到反响流出物空冷器上游侧地管道中. 冷却后地反响流出物在高压别离器中进行油、气、水三相别离.高分气(循环氢)经循环氢压缩机入口分液罐分液后-,进入循环氢压缩机升压-,然后分两路：一路作为急冷氢进反响器；一路与来自新氢压缩机地新氢混合-,混合氢与原料油混合作为反

44、响进料.含硫、含氨污水自高压别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别离器-,其闪蒸气体排至工厂燃料气管网.低分油经精制柴油/低分油换热器和反响流出物/低分油换热器分别与精制柴油、反响流出物换热后进入柴油汽提塔 .入塔温度用反响流出物/低分油换热器旁路调节控制.新氢经新氢压缩机入口分液罐经分液后进入新氢压缩机 -,经两级升压后与循环氢混合.2、分馏局部从反响局部来地低分油经精制柴油/低分油换热器 、反响流出物/低分油换热器换热至275左右进入柴油汽提塔 .塔底用过热蒸汽汽提-,塔顶油气经汽提塔顶空冷器和汽提塔顶后冷器 冷凝冷却至40-,进入汽提塔顶回流罐 进

45、行气、油、水三相别离.闪蒸出地气体排至催化装置.油相经汽提塔顶回流泵升压后一局部作为塔顶回流-,一局部作为粗汽油去催化装置.含硫含氨污水与高分污水一起送出装置.为了抑制硫化氢对塔顶管道和冷换设备地腐蚀-,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至80左右,然后进入柴油空冷器冷却至50后出装置.3、催化剂预硫化与再生局部3.1、催化剂预硫化流程为了使催化剂具有活性-,新鲜地或再生后地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.催化剂硫化前先用硫化剂泵把DMDS抽入硫化剂罐中.硫化时-

46、,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-,经计量后与来自反响流出物/反响进料换热器 地氢气混合后-,进入反响进料加热炉 -,按催化剂预硫化升温曲线地要求升温-,通过反响器 中催化剂床层进行预硫化. 自反响器来地流出物经换热器和空冷器冷却后进入高压别离器进行别离.气体自高压别离器顶部排出-,大局部材进入循环机进行循环-,小局部排至装置外.催化剂预硫化过程中产生地水从高压别离器底部间断排出.3.2、催化剂再生流程催化剂在运转过程中将逐渐失去活性-,为了使失活地催化剂恢复活性-,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-,反响

47、系统充入氮气-,由循环机进行循环-,催化剂再生烧焦过程中所需地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 升压后注入到反响器出口管道中.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 充分混合后进入高压别离器.高压别离器气体一局部排入大气-,大局部在反响系统内部进行循环.高压别离器底部碱液一局部作为废碱液经减压后送出装置.另一局部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.4、开工、停工条件开工时-,开工油从罐区来-,经原料油过滤器 ,原料油缓冲罐 、加氢进料泵 进入系统-,待高分、低分建立液位后-,反响局部建

48、立循环.反响局部催化剂预硫化地同时-,开工油引至柴油/低分油换热器 -,向分馏局部进油-,待柴油汽提塔建立液位后-,分馏局部可以建立循环-,这样可以缩短开工时间.停工时-,原料油缓冲罐中油经不合格油线出装置.反响局部油从低压别离器 经不合格油线出装置.分馏局部油经产品线或不合格油线出装置.二、二期生产流程简述1、反响局部与一期生产流程根本相同.2、分馏局部低分油经精制柴油/低分油换热器、反响流出物/低分油换热器分别与精制柴油和反响流出物换热后-,进入产品分馏塔.塔顶油气经产品分馏塔顶空冷器、产品分馏塔顶后冷器冷凝冷却至40后进入产品分馏塔顶回流罐中-,进行气、油、水三相别离-,闪蒸出地气体至催

49、化装置-,水相至酸性水总管-,油相经产品分馏塔顶回流泵升压后分成两路-,一路作为塔顶回流-,另一路作为稳定塔进料.产品分馏塔底油经精制柴油泵升压后-,依次经稳定塔底重沸器、精制柴油/低分油换热器及精制柴油空冷器冷却至50出装置.产品分馏塔采用重沸炉作热源.产品分馏塔顶粗汽油经稳定汽油/粗汽油换热器换热后进入稳定塔.塔顶油气经稳定塔顶空冷器、稳定塔顶后冷器冷凝冷却至40后进入稳定塔顶回流罐中-,进行气、油、水别离-,闪蒸出地气体至装置外集中脱硫-,油相经稳定塔顶回流泵升压后全部作塔顶回流用-,含硫污水自流出装置由工厂统一处理.稳定塔采用塔底重沸器作热源.稳定塔底油经换热、冷却后出装置.第六节 主

50、要设备选择一、主要设备汇总1、装置共有设备约82台-,其中： 一期 二期增加反响器 1台 塔器 1台 1台 换热器 14台 5台 空冷器 6片 1片容器 16台 1台 加热炉 2 压缩机 4台 泵 16台 2台 原料油过滤器 1 套 其它 11台 合计 82台套 2、主要设备规格见表4-6-1.3、主要引进设备如下：表4-6-2 引进设备及材料一览表专业 项 目数量备注加热炉局部炉管及弯头自控局部高压物位仪表包括液位开关、高压玻璃板液位计、高压浮筒液位计17台高压调节阀 12台自力式调节阀2台高压管阀件 表4-6-1 主要设备规格表序号设 备 名 称规 格IDTL(mmmm)介 质 名 称操作

51、条件数量备 注温度-,压力-,MPa一反响器类1加氢精制反响器180014820(切线) 柴油、H2、 H2S4008.313床层二塔类1汽提塔分馏塔1200/140022000切线柴油-,汽油-,硫化氢3201一期堵孔2稳定塔80016000切线液化气-,汽油-,硫化氢1900.801二期上三加热炉类1反响进料加热炉4000kW循环氢-,原料油38012分馏加热炉1000kW柴油3401四冷换类1反响流出物/热进料换热器7008050 切线管程反响流出物4003E-3001A/B/C壳程混合进料2708.62反响流出物/低分油换热器8007900 切线管程反响流出物4001双壳程E-3002壳程低分油2703反响流出物/冷进料油换热器7007900 切线 管程反响流出物4002双壳程E-3003A/B壳程原料油2104反响流出物后冷器8007700 切线 管程反响流出物1001双壳程E-3011壳程循环水385精制柴油/低分油换热器BES600 管程精制柴油2753E-3004A/B/C壳程低分油1756汽提塔顶后冷器BES600管程循环水381E-3