年产100万吨催化裂化装置项目可行性研究报告书

年产100万吨催化裂化装置项目可行性研究报告1.1项目及建设单位基本情况 11.2编制依据和原则 1.3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 2.1产品品种、规格和用途 2.2产品市场分析与预测 3.1建设规模 3.2产品方案 4工艺装置技术及设备方案224.1工艺技术选择 4.2工艺概况、流程及消耗定额 4.3工艺设备技术方案 4.4工艺装置“三废”排放 4.5占地、建筑面积及定员 5原料、辅助材料及燃料供应806自动控制806.1概述 6.2装置自动控制水平 6.3先进控制技术与优化控制技术 6.4主要控制方案 6.5仪表选型原则 6.6控制室的设置原则 6.7大型机组的控制与保护原则 6.8消耗指标 6.9仪表定员 6.10主要设备清单 7总图运输和储运897.1总图运输 7.2工厂运输 7.3储运 7.4土建 8公用工程及辅助生产设施1008.1新水 8.2循环水系统 8.3净化风、非净化风系统 8.4氮气系统 8.5排水系统 8.6含硫污水的处理 8.7蒸汽系统 9.1编制依据 9.2节能原则 9.3能耗分析及节能措施 9.4节能措施 11.2消防水管网设置原则 11.3火灾报警系统 11.4装置内消防设施 11.5可依托的消防条件 12环境保护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13914项目实施计划14115投资估算及资金筹措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14916.5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3、烟气能量回收部分工艺流程图(332051F0202/03)1.1项目及建设单位基本情况“建设单位”100×10t/a催化裂化装置“建设单位”100×10t/a催化裂化装置属于新建项目。企业性质：大型企业1.2编制依据和原则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。1.4项目背景及建设的必要性根据有限公司的总体发展战略和发展实际情况，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主要研究结果机)、主风机一烟机系统、余热锅炉、产汽系统。主要产品：汽油、液化石油气、轻柴油副产品：干气、油浆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(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)、快速床一湍流床主风串联两段再生技术；(2)、汽、水自循环下流式外取热器及配套系统；(3)、主风一烟气系统优化；(4)、高效旋风分离器；(5)、催化剂进料分布技术。气压机组采用两机组方案，即气压机-中压背压蒸汽轮机。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7、设置低温余热回收设施，最大量回收装置低温余热。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7冷换设备8空冷器9机泵余热锅炉中压蒸汽过热炉1辅助燃烧室1特阀加药装置1套安全阀烟囱1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、催化剂、化学药剂消耗表名称年用量，t/a一次装入量，t备注1催化剂2钝化剂3阻垢剂4助燃剂3含Pt万分之五5表1.5-3序号单位数据备注1新鲜水2循环水余热回收站用水由厂方考虑3中压除氧水除盐水燃料气序号单位数据备注6电7蒸汽输出输出8净化压缩空气9非净化压缩空气氮气“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100×10*ta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。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。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。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基本数据1总投资万元建设投资万元建设期利息万元流动资金万元2销售收入万元生产期年平均3生产成本费用万元生产期年平均其中：折旧万元4销售税金及附加万元生产期年平均5利润总额万元生产期年平均6所得税万元7所得税后利润万元8单位加工费元/吨(不含期间费)元/吨(含期间费)9单位现金加工成本元/吨二经济评价指标1财务内部收益率%所得税后2财务净现值万元3投资回收期年4财务内部收益率%所得税前5财务净现值万元6投资回收期年7资本金利润率%8投资利润率%9投资利税率%借款偿还期年含2年建设期2市场2.1产品市场分析与预测新建100×10t/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。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，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(PTAl)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，预计短缺量新建100×10t/a重油催化裂化装置投产后，可生产～11×10t/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。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100×10*t/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：100×10*t/a。3.2.1确定产品方案的依据新建100×10*t/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。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一高标号清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)。产品方案表表3.2-1序号产品名称数量，10t/a备注1燃料气不含烟气2液化石油气其中丙烯潜含量3汽油烯烃含量～25%v4柴油十六烷值～255油浆序号备注一原料1稀油减压蜡油2稀油减压渣油3润滑馏分4焦化蜡油合计二产品1干气2液化石油气其中丙烯3汽油4轻柴油5油浆6焦炭7损失合计4工艺装置技术及设备方案4.1工艺技术选择了多项技术。目前，已形成一系列重油催化裂化技术，有代凯洛格(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加工的原料均较轻(康氏残炭0.2%～2.8%)。该技术对高残炭(CCR>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，先后开发术主要有：MIP、MGD、FDFCC及有关的催化剂和助剂等；国内的催化裂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-I)、三器联体主风串联两段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300×10*t/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)、降低汽国的催化裂化整体技术跨进了世界先进水平的行列。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，国内也正在术角度将国内、外催化裂化技术作一个简单比较。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。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硫，pPm%Ni+Vppm//////////■内//3、产品产率及产品质量■内4/4、2003年石化总公司统计的干气收率(<4%)方总公司天津收率注：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；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；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大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：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2002年～2004年，上海高桥石化公司140×10*t/a催化裂化(3*催化)、安庆120×10t/a重油催化裂化、镇海180×10*t/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12×10*t/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行了FDFCC技术改造；2003年大庆炼化分公司100×10*t/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FDFCC工艺技术根据不同的要求和不同的情况可分为(1)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);(2)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);(3)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)。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4.1-1MIP工艺方案wt%进料混合进料产品干气液化石油气汽油其中烯烃含量轻柴油MIP工艺方案FDFCC工艺方案油浆焦炭损失汽油回炼量无0全回炼总轻油收率%总液收%能耗~70kg标油/t原料序号设备类别MIP工艺方案数量(台或组)数量(台或组)反应器再生器11分馏塔1其它塔类55主风机组22增压机组22富气压缩机组11序号设备类别MIP工艺方案数量(台或组)数量(台或组)容器冷换设备空冷器机泵余热锅炉11中压蒸汽过热炉11辅助燃烧室11特阀烟囱11控制回路数基准生产方案调节受一定限制灵活经过以上比选，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。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'(15～30h¹)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15~30h¹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，4.1.3反再两器部分工艺技术比选4.1.3.1比选原则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。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。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。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。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，选择何种性和指标上的先进性的关键。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方案一方案二投资省省占地一般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一湍流床主风串联两段再生两器并列方案。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(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(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(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，(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(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。(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升管和沉降器压力较高，为调整操作提供了很大的弹性。(5)主风分配采用新设计的主风分布管，不仅主风分布均匀，抗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。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一再两器结构简图见附图三附图三1、主风机—烟气能量回收机组(1)机组配置装置设置主风机一能量回收机组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(2)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一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。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。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。装置设离心式增压机组2台，一开一备。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。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。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循环油浆再生器内过剩热再生烟气装置低温位热源见下表：热源温度℃热负荷kW被加热介质顶循环油热媒水分馏一中油热媒水轻柴油热媒水稳定汽油热媒水合计(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：方案一方案二余热锅炉投资万元 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。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：反应一再生部分、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原料和辅助材料装置设计的原料油为M100。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密度g/cm³20℃粘度mm²/s50℃凝点℃灰分m%闪点(开口)℃酸值mgKOH/g沥青质，m%铁镍铜钒铅钙铁镍铜钒铅钙钠镁金属含量，μg/g表1-1-2M-100重油实沸点蒸馏数据温度℃实沸点蒸馏收率12345332051F0202第38页共158页6789损失合计名称一次装入量，t备注1催化剂2钝化剂3阻垢剂4助燃剂3含Pt万分之五54.2.1.4产品和副产品序号备注1干气2液化石油气其中丙烯3汽油4轻柴油5油浆干气、液化石油气组成vol%(计算值)表4.2-5序号组份干气液化石油气备注123456H₂S789序号组份于气液化石油气备注柴油密度(20℃)g/cm²~0.93诱导期，min凝固点℃辛烷值RON~92.0~81.0十六烷值烯烃含量，wt%芳烃含量，wt%~214.2.2工艺流程说明1、反应-再生部分(图335021F0202/02)原料油进入本装置原料油缓冲罐，换热后进入提升管反应器的第一反应区进行裂化反应，反应后的油气和催化剂通过大孔分布板进入提升管的器出口快分设施迅速分离，油气经单级旋风分离器分离催化剂后，离开沉为保证MIP工艺对第二反应区催化剂空速的要求，由汽提段底部设待生催化剂外循环抽出系统及外循环管和循环滑阀，向第二反应区补充待待生催化剂经汽提段、待生斜管、待生滑阀进入再生器的烧焦罐底部，在富氧、CO助燃剂的条件下进行完全再生。再生过程的过剩热量由外取热2、能量回收部分(图335021F0202/03)再生烟气首先进入烟机，回收压力能，然后进入余热锅炉，回收热能3、分馏部分(图335021F0202/04)由沉降器来的反应油气进入分馏塔底部，通过人字型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顶油气冷却至40℃,进入分馏塔顶油气分离器进行气液相分离，分离出的粗汽油经粗汽油泵打入吸收塔作吸收剂，富气进入气压机。轻柴油自分馏塔自流至轻柴油汽提塔，汽提后的轻柴油由轻柴油泵抽40℃,送至再吸收塔作吸收剂。4、吸收稳定部分(图335021F0202/05)从分馏塔顶油气分离器来的富气经压缩后与解吸塔顶气及富气洗涤水、吸收塔底油混合，冷却至40℃,进入气压机出口油气分离器进行气、液分离，分离后的气体进入吸收塔进行吸收，吸收过程放出的热量由吸收塔中油气分离器出来的酸性水送至装置外。凝缩油从气压机出口油气分离器抽出后进入解吸塔。解吸塔重沸器用1.3MPa低压过热蒸汽做热源。脱乙烷汽油由塔底流出送至稳定塔。稳定塔底重沸器由分馏塔一中段循环回流油提供热量。液化石油气从塔顶馏出，冷却至40℃后进入稳定塔顶回流油罐。抽出后一部分作稳定塔回流，其余作为液化石油气产品送至装置外。稳定汽油从稳定塔底流出冷却至40℃,一部分升压送至吸收塔作补充吸收剂，其余部分送至装置外。反应部分主要操作条件和计算结果表4.2-7单位数值备注1沉降器压力(绝)2第一反应区温度℃3第二反应区温度℃4新鲜原料量5原料油预热温度℃6回炼比(只回炼回炼油)7催化剂循环量8剂油比(对总进料)9提升管第一反应区内径衬里后内径提升管第二反应区内径衬里后内径提升管第一反应区停留时间S提升管第二反应区停留时间S粗旋组数2沉降器旋分器组数4再生器主要操作条件和计算结果表4.2-8单位数据备注1再生器压力(绝)2密相温度℃3烧焦罐内径衬里后内径4稀相内径衬里后内径5主风量(干基)6催化剂循环量7烟气过剩氧8旋分组数79取热负荷数据推动力再生顶压(绝)再生稀相静压再生密相静压再生斜管静压阻力沉降器顶压(绝)提升管总压降粗旋压降再生滑阀压降数据推动力沉降器顶压(绝)稀相静压汽提段静压待生立管静压合计数据阻力再生顶压(绝)再生稀相静压烧焦罐静压大孔分布板压降二密相密相静压待生塞阀压降待生催化剂循环管压力平衡(MPa)表4.2-11推动力数据沉降器顶压力沉降器稀相静压汽提段净压循环管料位静压阻力沉降器顶压力粗旋压降第二反应区总压力降催化剂输送区压力降循环滑阀压降序号备注原料1稀油减压蜡油2稀油减压渣油3润滑馏分4焦化蜡油合计二产品1干气2液化石油气3汽油4轻柴油5油浆6焦炭7损失合计序号单位数据备注1原料稀油减压蜡油稀油减压渣油润滑馏分焦化蜡油2催化剂和化学药剂催化剂钝化剂阻垢剂助燃剂3含Pt万分之五3公用工程新鲜水循环水中压除氧水除盐水燃料气电蒸汽输出输出输出净化压缩空气非净化压缩空气氮气4副产品干气油浆4.2.5工艺安装方案“建设单位”公司100×104Va催化裂化装置项目仅包括新建的1、应用的主要标准规范<<石油化工企业设计防火规范>>GB50160-92(1999年版)<<爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范>>GB50058-92<<建筑设计防火规范>>GBJ16-87(2001年版)<<石油化工工艺装置布置设计通则>>SH3011-2000(1)满足工艺要求该装置布置考虑了工艺系统要求的设备标高差和过程控制对设备布置(2)安全生产该装置布置考虑了有防火、防爆安全间距要求的设备、建筑物间的安全距离以及与界区外相邻装置(单元)有安全间距要求的设备或建筑物间的安全距离；装置内设置有贯通通道与界区外四周环形通道相连，保证了消(3)方便设备安装与检修大型设备如反应器、再生器和分馏塔均靠道路一侧布置既有利设备的现场组对，也方便其吊装；贯通式通道为每台设备的安装与检修创造了条还充分考虑了设备检修(如管壳式换热器)所需空间以及固体物料装卸所需该装置布置按照“流程顺畅、紧凑布置”的原则，采用联合布置，露天布置的方法有效地减少了装置建设用地；装置作为若干工艺操作单元的组合，各单元过程设备实行了集中布置。这一方面减少了管道的往返，减少了管道工程费，减少了能耗；又有利于非计划检修，采取临时安全措施。泵靠近相关设备分组布置在管桥下，充分利用管桥下的空间。此外，主风管道尽可能使行程最短以节约动力，烟气管道管径大，造价高，设计尽可能使连接设备的管道最短，以节约投资。该装置布置按流程式与各工艺单元过程设备集中布置的方式，有利于常规巡检和维修，也方便各工艺单元非计划停工采取防护措施。该装置在道路设置中实现检修/消防合一，既考虑了安全要求利用道路将设备分成若干区块，利于消防作业，也满足两侧设备的检修作业，减少占地。设备布置时，考虑了工厂检修机具的能力，充分利用空间，将某些设备布置在管桥上，框架上，减少了工程建设用地。余热锅炉和主风机、烟机等无防爆要求的设备，集中布置并满足防火防爆要求，形成一个非防爆区。应用的主要标准规范<<石油化工管道布置设计通则>><<石油化工给水排水管道设计规范>><<石油化工设备和管道隔热技术规范>><<石油化工管道设计器材选用通则>>4.3工艺设备技术方案表4.3-1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7冷换设备8空冷器9机泵余热锅炉1中压蒸汽过热炉1辅助燃烧室1特阀加药装置1套安全阀烟囱11、反应一再生系统(1)提升管反应器采用提升管沉降器同轴布置的内提升管，下部为预提升段，上部为反应段，反应段分为三段：下段为第一反应区，中段为第二反应区，上段为1.52m,3.4m,1.36m,均内衬100mm隔热耐磨衬里。提升管出口设2组(2)沉降器沉降器直径(钢内径)～7.2m,汽提段(钢内径)3.4m,均内衬100mm隔热耐磨衬里；沉降器设单级旋分共4组；粗旋升气管与沉降器汽提段内设8块高效汽提挡板。为适应应用MIP工艺技术的需要，自汽提段底部至提升管第二反应区底部增设待生催化剂外循环线管，管子直径(钢内径)为0.8m,内衬采用大小筒结构，下部烧焦罐直径(钢内径)6.1m,上部稀相段直径(钢内径)10.3,内衬150mm厚隔热耐磨衬里，主要内构件包括7组再生器设1台下流式肋片管外取热器(设计取热负荷为34890kW),汽设1台卧式三级旋风分离器，分离器单管采用PT单管。(1)主风机-烟气能量回收机组：主风机设计主风量(干基)2300m³n/min,出口压力0.40MPa(绝)。主风机组配置为轴流主风机+烟气轮机+电动/发电机三机组；烟机设计流量2300m³n/min,入口压(2)备用主风机组为电机+离心压缩机配置。风量1600m³n/min,出口(3)增压机组提供外取热器流化用风，为离心式增压机，风量为100m³n/min,出口压力0.45MPa(绝),由电机驱动。(4)富气压缩机组采用离心式压缩机，设计富气量700m³n/min,入口压力0.22MPa(绝),出口压力1.6MPa(绝),由中压背压式蒸汽轮机驱3、特殊阀门本装置特殊阀门包括双动滑阀，单动滑阀，主风系统阻尼单向阀及气压机放火炬蝶阀等共15个。本装置设余热锅炉1台、75t/h中压蒸汽过热炉1台、25586kW辅助燃烧室1台。(1)分馏塔φ5000,采用34层双溢流高效塔盘，下部脱过热段采用8(2)轻柴油汽提塔中1400,采用6层单溢流高效浮阀塔盘。(3)吸收塔φ2200,采用40层双溢流高效浮阀塔盘。(4)解吸塔φ2800,采用40层双溢流高效浮阀塔盘。(5)再吸收塔φ1400,采用30层单溢流高效浮阀塔盘。(6)稳定塔中2800,采用50层双溢流高效浮阀塔盘。本装置共用泵40台，选用效率高、密封性能好的泵，电机均选用YB4.3.3主要工艺设备表见表4.3-2,机泵表见表4.3-3,机组见表4.3-4,特序号设备名称设备位号台数技术规格或型号主要材质t操作备用介质温度，℃压力，MPa(G)EFGHlJK一1套1φ7200中3600中1520/中1000油气515~(二)1φ10200/中6000催化剂700~120.5573m²/组油气催化剂240.2195m²/组油气催化剂370.294m²/组油气催化剂470.2684m²/组油气催化剂序号设备名称设备位号台数技术规格或型号主要材质金属总重t操作备用介质温度，℃压力，MPa(G)H1JK(三)外取热器1烟气催化剂块此土油气434层高效塔盘油~360区此，山中1400X19300油气A轻柴油立土油气汽油~48.2油气汽油干气30层高效塔盘轻柴油C液化石油气50层高效塔盘汽油序号设备名称设备位号台数技术规格或型号主要材质t操作备用介质温度，℃压力，MPa(G)FGH1JK小管程热水壳层油气BIU1100-25/2.5-3306管程热水壳层顶循环油BIU1100-25/2.5-335-6管程热水壳层一中油管程二中油上壳层脱氧水蒸A管程轻柴油中壳层原料油管程轻柴油壳层富吸收油区北山地euBIU700-2.5/2.5-120-6/管程热水序号设备名称设备位号台数技术规格或型号主要材质t操作备用介质温度，℃压力，MPa(G)FGH1JK虫壳层轻柴油管程EA壳层轻柴油管程4壳层原料油A管程正壳层脱氧水蒸管程壳层A管程壳层二中油A管程壳层一中油A管程壳层二中油管程壳层热水序号设备名称设备位号台数技术规格或型号主要材质t操作备用介质温度，℃压力，MPa(G)FH1JKe管程壳层汽油4工管程壳层A管程热水壳层管程中壳层Ak管程凝缩油壳层蒸汽管程壳层山班出管内油气迁4风机：YTF24B6-Vs18.5管外空气序号设备名称设备位号台数技术规格或型号主要材质t操作备用介质温度，℃压力，MPa(G)H1JK上管内顶循环油管外空气风机：G-TF36HK4-Vs22电机：YB180L-4V322KW百叶窗SC9×3AEGP9×3-4-129-2.5S-23,管内轻柴油王管外空气风机：G-TF36HK4-Vs22A电机：YB180L-4V322KWA百叶窗SC9×3管内油气北n序号设备名称设备位号台数技术规格或型号主要材质金属总重t操作备用介质压力，MPa(G)1JK泵：125SGB160-20DD上管内富气管外空气风机：G-TF36HK4-Ve22电机：YB180L-4V322KWA百叶窗SC9×3上管内液化气风机：Y-TF24B6-Vs18.5泵：125SGB160-20设备名称设备位号台数技术规格或型号主要材质t操作备用介质温度，℃压力，MPa(G)1J工取人4A区NL空气空气中2200×6702×14立式空气烟气、催化剂A式催化剂、空气L液化石油气中4000×34194×12立式原料油设备名称设备位号台数技术规格或型号主要材质t操作备用介质温度，℃压力，MPa(G)1J回炼油C油气工中800×2472×22立式44出轻柴油A中1800×9000×10卧式AAφ1400×4000(切线)×6立式富气、凝缩油A油气液化石油气φ2000×7100×10(埋地)卧式轻污油于气Aφ2400×9000(切线)×10立式富气、凝缩油中1400×4750×10立式L干气干气、轻污油中1500×8500序号设备名称设备位号台数技术规格或型号主要材质t操作备用介质温度，℃压力，MPa(G)GH1JK中1500×7000φ3000中2000×5480×1416山土44热中2000中1400×4600×146A7中1500×3856×6常压x催化剂、烟气A催化剂序号设备名称设备位号台数技术规格或型号主要材质t操作备用介质温度，℃压力，MPa(G)1JA烟气双罐五泵防爆型烟气、催化剂常压序号设备名称设备位号台数技术规格或型号主要操作条件原动机型号电源电压操作备用介质温度℃入口压力出口压力轴功率原动机1JP1钝化剂注入泵11钝化剂常压2阻垢剂注入泵11阻垢剂常压3钝化剂吸入泵1钝化剂常压4阻垢剂吸入泵1阻垢剂常压5原料油泵主泵变频11原料油6粗汽油泵主泵变频11粗汽油7顶循环回流油泵主泵变频11顶循环油8轻势油泵主泵变频11轻柴油9分馏一中循环油泵主泵变频11二中及回炼油泵主泵变颖1回炼油油浆泵11油浆富气水洗泵11酸性水序号设备名称设备位号台数技术规格或型号主要操作条件原动机型号电源电压压MPa(G)操作备用介质温度℃入口压力压力轴功率原动机EFGH1JKLP封油泵11轻柴油常压解吸塔进料泵11凝缩油吸收塔底油泵11粗汽油吸收一中循环油泵11粗汽油吸收二中循环油泵1粗汽油稳定塔进料泵11稳定塔顶回流油泵11稳定汽油泵11稳定汽油轻污油泵1轻污油常压11凝缩油数量(台)备注1主风机组主风机流量：2300m³n/min,出口压力：0.40MPa(A)1烟机烟气流量：2300m³n/min1电机12备用主风机流量：1600m³n/min,出口压力：0.32MPa(A),电机功率：6300kW13增压机流量：100m³n/min,出口压力：0.44MPa(A),电机功率：110kW24气压机组气压机流量：～700m³n/min,出口压力：1.6MPa(A)1中压背压蒸汽机组蒸汽量；64t/h1表4.3-5序号设备位号安装地点主要操作条件技术规格或型号台数公称直径(钢径)电压V或气压阀体材质总重介质温压操作备用CDEFJKLMNOP1主风机出口管道主风DN1000阻尼单向阀12备用主风机出口管道主风DN900阻尼单向阀13主风机总管主风DN1000阻尼单向阀14主风DN200阻尼单向阀15烟机入口管道烟气DN1400电液闸阀(切断)16烟机入口管道烟气DN1400电液蝶阀(调节)17富气DN700气动闸阀18富气DN600气动蝶阀19富气DN400风动闸阀1待生滑阀DN800电液单动滑阀1二反待生循环滑阀DN600电液单动滑阀1再生烟气管道烟气DN1400/1500电液双动滑阀1再生单动滑阀DN800电液单动滑阀1DN1100电液单动滑阀1外取热器下滑阀DN700电液单动滑阀1国家质量技术监督局颁发的《压力容器安全技术监察规程》《催化裂化装置反应再生系统设备施工及验收规范》SH3504-20004.4工艺装置“三废”排放本装置排放的废水有含油污水、含硫污水。含油污水主要是机泵冷却水、采样冷却器排水、蒸汽发生器排污水及装置内围堰的初期雨水等。含硫污水来源于分馏塔顶油水分离器排水、气压机出口油水分离器排水及气压机一级出口油水分离器排水。装置污水排放情况及主要污染物见表4.4-1。废液排放表表4.4-1废水类别排水量(t/h)6主要污染物(mg/l)排放规律排放去向石油类硫化物氨氮含油污水连续污水处理场含硫污水连续含硫污水系统装置生产过程中排放的废气为催化再生烟气和蒸汽过热炉烟气。装置建成后废气排放情况见表4.4-2。污染源名称烟气量×104排放高度排放方式主要污染物(kg/h)排放去向烟尘计算值标准计算值标准再生烟气连续大气蒸汽炉烟气连续装置排放的固体废物为废催化剂粉末，来自废催化剂罐，催化剂排放量为600t/a,排放情况见表4.4-3。废渣类别主要成分去向废催化剂固体废物填埋场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。操作人员定员见表4.5-1岗位名称2操作班数操作定员管理人员6备注7人/班合计13451班长4142433外操44合计5原料、辅助材料及燃料供应6自动控制6.2装置自动控制水平全装置控制回路约120个，其中单参数控制回路约70个、串级控制主回路约20个、串级控制付回路约20个、选择/分程/其它控制回路约10个。检测点共约560点(其中温度约280点，模拟量约260点，脉冲量约20点);模拟输出点约110点；开关量约130点(其中输入105点，输4、根据工艺特点和要求，设置可靠的安全仪表联锁系统(SIS)及事6.3先进控制技术与优化控制技术随着控制理论的发展，计算机性能的提高而出现的高级控制方法，它用来规PID控制为基础，利用DCS的多种硬件、软件功能及在线质量分析仪表的分析结果，实施工艺计算，建立多变量预估控制器，实现生产过程平稳操作和提高产品合格率，卡边操作提高目的产品收率，满负荷运行提高处理能力，充分发挥装置内各设备的潜力，最大限度地提高装置的经济效益。先进控制和优化控制系统软件包可以采用目前国内或国外同类型装置中技术成熟、经济效益较好的商品化先进控制或优化控制软件包，或向国外专利公司全部购买或只购买软件包专有技术使用权，具体应用工作由国内组织技术力量与国外合作完成；也可以购买国内自行开发并在生产装置上运行成熟的、且有一定经济效益的软件包。本设计暂不考虑实施先控，但为用户今后实施先控预留平台接口。6.4主要控制方案2、反应沉降器压力(或分馏塔压力)控制；6、分馏塔底液位控制系统一油浆系统的控制；6.5仪表选型原则(2)现场检测仪表(变送器),一般采用智能型仪表；(3)调节阀一般采用国内引进技术生产的产品，部分关键的或有特殊要求的调节阀(如主风机防喘振阀，富气压缩机放火炬密封蝶阀等)选(4)现场仪表一般选用本安型电动仪表；(5)一般过程控制的流量检测元件选用节流装置，进出装置的原料(6)机组轴系检测、监视仪表，转速测量仪表选用国外产品。本装置仅设再生烟气(O₂,CO,CO₂)分析仪表，其余分析仪表暂不考SIS独立于DCS单独设置，以确保生产装置、重要机组和关键生产设按事故安全型设置，即一旦能源中断，执行机构的最终位置应能确保工艺过程和设备处于安全状态。重要的联锁系统检测元件或输入信号按“三取按规范要求设置必要的可燃/有毒气体检测器，并在控制室内对可燃气体的浓度进行集中监视和超限报警设置。安全检测系统独立于DCS单独6.6控制室的设置原则装置内不设中心控制室，DCS操作室设在厂区的集中控制室，装置内仅设机柜间和交接班室、休息室，机柜间设置两台DCS监控CRT,其