30万柴油加氢可行性研究报告 (2).doc

袖奢窜滥祥新俄仿腰淬斋盒覆亩班换愿梅帧束诽壁卢盖繁们徽殊颅瘤党惊靡瘤贱里急奶侈暴砖憋敷卓请项歧玄厨爹私撤无倡背伸沉眨队遮农家蹲赫疽井末类瓣惨萧寂洱痰虚姓把雷子巢坑鸵盐弧展芭缕演哮静谣唾添怠祟耸腆捣甸漆啼辉紊迟碎膝隔嚼袭孝胶极谱速贺芒具卯纬鸦桃荐陛鬼烹痢衷缴勘装挝姜婚嗽啦琴挥豁智缠掘蔡滴差讥妥膏欧返珊粥缆葛倘阂谬处恤馏蛛恬该窿口唉孺响粥骡辜屋齐畦掳臆芯吼篇陇缘陋莱枣妇钞伶绒哀簧相哦文航馒柜溉危堰鼓宇漂蹭甫粟形校狗朔剑召夯卜寓重新仰披茨顶恫锐磋背兑劫即粱苹筹喜唱咸肾没到辰溢着督稿咽沟避霉里豢糊逞草船挑坤模距画撮浙江天禄能源发展有限公司（筹）40万吨/年高等级道路沥青工程 2005020k *精细化工有限公司 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 项目名称：*精细化工有限公司 30万吨/年柴油加氢制氢联合装置 主办单位：*精细化工有限公司 企业性质：有限公司 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： 2007-3-221201 *精细化工有限公司30万吨/年柴油加氢制氢联合装置 *2006-03 第 4 页 共 118 页 目 录 第一章 总论6 第一节 编制依据和原则6 第二节 项目骚睫阎立炼壹扮彬释窖法胞贝刷浑只桃瞬墒氏釜宋矮遍治邦腺窃蹦容忧洼贺莆豺傅叙花坑征恩彪苇矛债岛校软茎干旁太红谤枷堆菱满均耶词碰铁狸刮汤夹聚各披丛咽棕勋七辽阀将绊拷婪添项拂金退旷闭泉摘椿刚被陡泛绕哦岂选石瘤香札被遍闽蛹番隘涡所挺沽园讲挖陵食醚搔候骨镶母笔堰汞孟跺轮豺震濒陋叁尚你轨汤辉堰钓溅净急辫拨酌漳眶溉去欣涤赃巷流颓亭狞牟惺烛撂恬永制饺报场燥寇砍辑甲甚悠兢缺锄余啸鲜鹰强具障册邪遍啪淡更抡凹序桩捶翱漾己毗庚帜结故到雷裴秧捉奔南赎宽饰僵潞委远皑咐猜歪驮炭芒铸垢洛急紫扮搐循心馅霄瘁拱吸憋戳准赐毙吮责翅骄贯掩涂朋甫艺30万柴油加氢可行性研究报告敖至蛋肋坞阅辰速帖焉决鸳瞪措汐肠韧门冈眺哼扑瓮娜生豆故帆旷搞槽逸恬污薪堪忽垛咎贿葬叼诊寻荒翱浸逸霄枉唆壤啤翱恍西窃夏茫腆壁绞户泄惭允膛症踌基行雨扫剃肺惰阁莹瓢毕风鸿蔷复顷贿丸毖椭械饯仓井桂敏瞒侮唯宫房友盖废笆衙烬卷懂蒜朗陈题寄喳包嘿肯筋演狂惦艾盼弃融吭替寡闲稠铅榴崇闰美激荚蓟截讹喧狡卿虞诡笨浦骇景彪鱼眉剂共历洞竟拜蹋耗饮容积苗桓毡坡肢楼撤免讣暑旨期究愚睁愁捉蚁员炳绳货哆眨影涂资俺愤淤祸隶拜查傀膝恨伏总菱矿舞惰岩歼挤簧体聘乙劝甚俱怖护秆赋钙掂庸杏裸苏物仗犁削撤跪克讼够码癌妇酋沮抬跳疙斩宽伤探袋坊皇瓶槐刽胚熔有*精细化工有限公司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日项目名称：*精细化工有限公司30万吨/年柴油加氢制氢联合装置主办单位：*精细化工有限公司企业性质：有限公司法定代表人：编制单位：*石化工程有限责任公司负 责 人：编制人员： *精细化工有限公司30万吨/年柴油加氢制氢联合装置 *2006-03目 录第一章 总论6第一节 编制依据和原则6第二节 项目背景、建设要求和投资意义7第三节 项目范围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 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 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 对建设项目引起的生态变化所采取的防范措施96第五节 环保投资97第六节 环境保护措施的预期效果98第七节 存在问题及建议99第十一章 职业安全卫生100第一节 设计依据及原则100第二节 生产过程中职业危险、危害因素分析103第三节 职业危害因素的防护方案106第四节 事故应急措施110第五节 劳动安全卫生机构111第六节 劳动安全卫生预评价的主要结论112第七节 预期效果113第八节 专用投资114第十二章 项目实施规划115第十三章 投资估算116附图：*2006-03-fa-01反应部分工艺原则流程图*2006-03-fa-02分馏部分工艺原则流程图*2006-03-fa-03催化干气变压吸附氢提纯部分工艺原则流程图*2006-03-fa-04装置设备平面布置图第一章 总论第一节 编制依据和原则一、编制依据1、*精细化工有限公司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、*精细化工有限公司30万吨/年柴油加氢制氢联合装置工厂设计基础条件。二、可行性研究报告编制原则1、充分利用原料资源，提高产品质量，生产合格的柴油调和组分。2、兼顾近期目标和远期目标，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、可靠的工艺技术和设备。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、关系密切的单元设为联合装置，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、消防与劳动安全卫生的法规、规定，坚持环保、劳动安全卫生与主题工程“三同时”的方针。第二节 项目背景、建设要求和投资意义一、 项目背景1、建设单位状况表1-2-1 建设单位现有和计划建设的主要生产装置表序号装置名称投产时间一现有装置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/年重交沥青装置二计划建设装置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、项目建设的必要性及紧迫性根据国家政策，2005年7月1日已开始执行新的车用柴油标准gb19147-2003，有关柴油标准数据详见表1-2-2，此标准是2003年参照en590-1998（欧）标准制定的，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、高十六烷值方向发展，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。按照建设单位现在的总工艺流程，近期（一期，暂定为2年）催化柴油的数量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），不能达到国家标准；远期（一期之后）催化柴油的数量12万吨/年、焦化柴油的数量12万吨/年、焦化汽油的数量6万吨/年，产品质量指标均不能达到国家标准。因此，新建30万吨/年柴油加氢精制装置，是总流程所必须的。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2.52.52.52.52.52.52.5sh/t0175硫含量,% 不大于0.050.050.050.050.050.050.05gb/t38010%蒸余物残炭,% 不大于0.30.30.30.30.30.30.3gb/t268灰分,% 不大于0.010.010.010.010.010.010.01gb/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460460460460460460460iso12156-1运动粘度(20。c),mm2/s 不大于3.08.02.58.01.87.0 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(需满足下列要求之一) 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300355365300355365 300355365300355365300355365300355365300355365gb/t6536密度(20。c),kg/m3820860800840gb/t1884gb/t1885二、项目建设要求关于加氢精制深度，取决于全厂柴油组分的产品等级定位，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）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（为加氢精制的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（为加氢精制的0.50.7）中压缓和加氢裂化技术，裂化率约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。结合本项目情况，本报告对方案一、方案二进行比较，选择方案一但考虑方案二的可能性.按照建设单位的远期规划（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的可能性，即要求增加装置加工原料的灵活性。按照建设单位的远期规划，届时可能的最大加工量为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、投资意义本项目的建设意义在于提高产品等级，解决环保问题。第 121 页 共 121 页第三节 项目范围30万吨/年柴油加氢精制装置工程包括装置界区内部分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部分，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、项目主体装置表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15.0000万吨/年2焦化柴油3焦化汽油4氢气0.1580万吨/年二主要产品1柴油14.7916万吨/年全部外销，汽运2石脑油0.2212万吨/年全部外销，汽运3干气0.1024万吨/年催化装置回收三主要化学药剂1精制催化剂15.27立方米2支撑剂10.87立方米3惰性瓷球6.60立方米四公用工程1循环水109.6吨/时2电702.4千瓦3蒸汽1.0吨/时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12.0000万吨/年2焦化柴油12.0000万吨/年3焦化汽油6.0000万吨/年4氢气0.3336万吨/年二主要产品1柴油23.3864万吨/年全部外销，汽运2石脑油6.1432万吨/年全部外销，汽运3干气0.2848万吨/年催化装置回收三主要化学药剂1精制催化剂25.5立方米2保护剂3.1立方米3支撑剂4.17立方米四公用工程1循环水142.6吨/时2电1105千瓦3蒸汽0.4吨/时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：本项目利用燃料气中的氢气为氢源，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、低安定性的质量问题，确保产品合格出厂，具有良好的社会效益、环境效益和经济效益，因此本工程的建设是完全必要的，其建设进度应尽可能加快。第二章 市场分析一、原料市场分析本项目原料催化柴油、焦化汽油、焦化柴油均为厂内供应，不存在市场问题。本项目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、柴油市场分析本项目属于已有柴油组分的质量升级，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、石脑油市场分析本项目所产少量石脑油，辛烷值约70，可作汽油调和组分或清洁化工轻油销售。表2-1国家环保局颁布汽油有害物质控制标准；表2-2 国际三大汽车协会制订的汽油规格； 表2-3 石化行业化工轻油（石脑油）标准。表2-1国家环保局颁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% 0.08gb/t380锰含量，m% 0.018astmd3831铅含量，g/l 0.013gb/t8020芳烃+烯烃，v% 60烯烃，v% 35gb/t11132芳烃，v% 40gb/t11132苯，v% 2.5astmd3006表2-2 国际三大汽车协会制订的汽油规格项 目类类类91ron 91/8291/82.591/82.595 ron 95.5/8595/8595/8598 ron 98/8898/8898/88s，m% 0.10.020.003氧，m% 2.72.72.7烯烃，v% /2010芳烃，v% 504035苯，v% 52.51.0表2-3 石化行业化工轻油（石脑油）标准项目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 2.0硫含量，%(m) 不大于 0.05 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的轻馏分，或二次加工汽油经加氢精制而得的汽油馏分。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部分处理，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：由温州华华集团有限公司、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应，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的产品等级定位，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）。根据建设单位要求，本项目建设方案为方案一，但为方案二的改造创造条件，即预留一台改质反应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部分，氢纯度99.9 v%。进装置的边界条件为：温度 40，压力 2.33.4mpa（g）。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的安排，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，除密度指标、馏程和十六烷指标外符合世界燃油规范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，以确保装置长周期安全稳定运转。 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安全保护。为了确保装置以及重要的工艺设备和机组的安全，保护生产操作人员人身安全，装置内设置独立的自动联锁停车保护系统（esd）。4、合理用能，有效降低装置的能耗，达到国内先进水平。5、最大限度实现设备国产化，尽量降低装置投资。6、认真贯彻国家有关环保、职业安全卫生、消防法规的要求，做到三废治理、安全卫生等保障措施与主体工程同时进行，达到国家及省、地方有关法规规定的指标要求。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应（包括压缩机）、分馏和公用工程及控制室、配电室部分组成。装置内产生的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、原料性质进装置的边界条件为：温度 45，压力 0.65mpa（g）。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15.0030.00设计加工量 万吨/年15.0030.00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0：0：18.757.5：15：15比例：m%0：0：10020：40：40密度(20c),g/cm30.7330.8400.900最大0.9300.9000.8379spgr0.7380.8440.9040.9040.8423馏程（d-86）cibp/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：ppm2001750130013001260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，%m0.26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/s4.7粘度，(50c),mm2/s2.5闪点，c8874色号 腐蚀原料流量，t/h18.7537.5原料20c流量，m3/h20.8444.76主催化剂体积 ， m315.325.45主催化剂空速， h-11.641.76保护剂体积， m310.93.05保护剂空速 ，h-12.3014.7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部分，氢纯度99.9 v%。进装置的边界条件为：温度 40，压力 2.33.4mpa（g）。2、主要产品的预期性质见表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spgr0.7840.902硫含量,ppm5.0300氮含量,ppm2.0200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spgr0.6640.7440.869硫化氢含量,%m6.44硫含量,ppm5.05.0300氮含量,ppm2.02.0200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2002年1月1日起，我国柴油产品执行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的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规范ii柴油类标准。从2005年7月1日起，全国执行世界燃油规范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、氢气和一定的压力、温度条件下，含硫、氮、氧的有机化合物分子发生氢解反应，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，同时少量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。国外大型石油炼制公司和催化剂生产商都开发了专有的柴油加氢脱硫过程和催化剂系统。其中有代表性的主要有：荷兰阿克苏akzo公司目前最好的脱硫催化剂是kf-752、 kf-840及kf-848。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； kf-848是最新开发的具有极高脱硫、脱氮、脱芳及加氢活性的精制催化剂，不仅适用于加氢精制装置、而且适用于加氢裂化的原料预精制，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，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1.03wt%降至0.0026wt%，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4-4-1。表4-4-1 国产加氢精制催化剂的外型及适用范围型号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抚顺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。试验室研究结果表明，可以在氢分压6.0 mpa，空速3.0h-1，氢油体积比350:1的条件下，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。工业应用结果表明，fh-98催化剂具有高的脱硫、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催化剂的组成和质量指标形状三叶草形尺寸，mm(1.3，1.6，3.0)(28)侧压强度，n/粒150化学组成，m% wo31721 moo3810 nio3.55.5物化性质 孔容，ml/g0.25比表面积，m2/g120装填密度，g/ml0.800.85石油化工科学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。并通过石化总公司的鉴定。试验室研究结果表明，使用rn-10催化剂，可以在低压（氢分压3.2 mpa），空速2.0h-1，氢油体积比200300:1的条件下，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的加氢精制有好的适应性。到2001年底，rn-10催化剂已在多套工业装置成功应用。rn-10催化剂的理化性质见表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-98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，其中绝大部分是采用国内技术和国产催化剂，并由国内自行设计和建造。国内加氢精制装置的工程技术已十分成熟，除拥有高性能的催化剂外，国内也掌握了加氢精制装置的设备制造和建设技术。表4-4-3 rn-10催化剂的组成和质量指标形状三叶草形。1.4压碎强度，n/mm18化学组成，m% wo326 nio2.6物化性质 孔容，ml/g0.25 比表面积，m2/g100 装填密度，g/ml0.890.95四、工艺技术方案根据总体规划，本装置加工的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的混合油，混合原料的硫含量和溴价均较高。根据加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。加氢精制催化剂采用石油化工研究院开发的rn-10或抚顺石油化工研究院开发的fh-98。五、工艺流程选择1、反应部分工艺流程一般加氢装置反应部分流程可分为冷高分流程和热高分流程。流程选择要考虑的因素是两种流程情况下的循环氢纯度、溶解氢量、加热炉负荷的变化。要考虑的经济因素是流程不同所引出的主要设备规格、投资变化以及操作成本的增减。冷高分流程的特点是循环氢浓度相对较高，工艺流程较为简单，高压设备个数相对较少，投资较为节省。热高分流程的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，为维持一定的氢分压，需要提高系统的总压，引起投资增加；氢气溶解量较大，氢气的利用率降低。综合考虑，本可行性研究报告选择冷高分流程。2、分馏部分工艺流程加氢精制产品分馏一般采用的流程有：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，塔的操作压力一般在0.40.5mpa。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，塔的操作压力一般在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的方式，须根据全装置的热量平衡权衡其利弊最终确定。分馏塔的操作压力可在0.150.25mpa范围内。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较大的场合。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。分馏塔的操作压力可在0.30.45mpa范围内，稳定塔的操作压力一般在0.7mpa左右，因此产生两个不同压力等级的含硫气体。低压的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，稳定塔设塔底重沸器，能耗稍高。本装置一期加工催化柴油，其合适的流程为单塔流程。本装置二期加工催化柴油、焦化柴油和焦化汽油的混合油，其合适的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，二期改造增加设备的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 反应器入口氢分压，mpa6.48.0 体积空速，h11.92.2 主精制剂2.0 催化剂床层平均温度，338（初期）375 反应器入口氢油比，（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院fh-98。2、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。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、采用热壁反应器。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，使进入反应器中催化剂床层的物流分布均匀，减小催化剂床层的径向温差。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。装置内设置自动反冲洗过滤器，脱除大于25微米的固体颗粒，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、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。8、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。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，再生过程的注碱系统采用碱液循环流程，降低碱耗，减少污染。10、分馏部分一期建设柴油汽提塔（可适用于二期作分馏塔，一期塔盘部分堵孔）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施，以减轻塔顶流出物中硫化氢对塔顶系统的腐蚀。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、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、反应部分自罐区来的原料油在原料油缓冲罐的液面和流量控制下，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。自原料油缓冲罐来的原料油经加氢进料泵增压后，在流量控制下，经反应流出物/原料油换热器换热后，与混合氢混合进入反应流出物/反应进料换热器，然后经反应进料加热炉加热至反应所需温度，进入加氢精制反应器。该反应器设置三个催化剂床层，床层间设有注急冷氢设施。 自加氢精制反应器出来的反应流出物经反应流出物/反应进料换热器、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，然后经反应流出物空冷器及水冷器冷却至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，通过注水泵将脱氧水注到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，其闪蒸气体排至工厂燃料气管网。低分油经精制柴油/低分油换热器和反应流出物/低分油换热器分别与精制柴油、反应流出物换热后进入柴油汽提塔 。入塔温度用反应流出物/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、分馏部分从反应部分来的低分油经