年产160万低聚物裂化精制项目及配套工程可行性研究报告

160万吨/年低聚物裂化精制项目及配套工程可行性研究报告第20页PAGE江西省化学工业设计院上海华西化工科技有限公司垦利三合新材料科技有限责任公司160万吨/年低聚物裂化精制项目及配套工程可行性研究报告

目录TOC\h\z\t"标题2,1,标题3,2"第一章总论 7第一节编制依据和原则 7第二节项目背景及建设的必要性 7第三节项目建设的主要内容 9第四节研究结论 9第二章市场初步预测分析 12第一节市场情况预测 12第二节市场分析结论 23第三章生产规模及产品方案 24第一节生产规模 24第二节产品方案 25第三节全厂自控水平 25第四章工艺装置 28第一节160万吨/年低聚物裂化精制装置 28第二节64000Nm3/h甲醇裂解制氢装置 67第三节酸性水处理单元 83第四节硫磺回收单元 86第五节 SO2回收单元 89第六节 40000M3/h氮氧化物净化装置 91第五章厂址及建厂条件 93第六章总图及储运 94第一节总图 94第二节油品储运 96第三节土建 97第七章公用工程 105第一节给水、排水 105第二节电气与电信 117第三节供热、供风 124第四节采暖通风与空气调节 129第八章辅助生产设施 130第一节消防设施 130第二节维修设施 132第三节化验室 133第四节其他辅助生产设施 134第九章能耗分析及节能措施 135第一节概述 135第二节编制依据 135第三节耗能分析 137第四节节能效果分析 137第五节项目节能措施 138第六节节能结论 139第十章环境保护 140第一节设计依据 140第二节厂址地理位置和自然条件 141第三节厂址环境现状与分析 142第四节建设地区应执行的排放标准 143第五节项目建设的主要污染源和主要污染物 143第六节环境保护与综合利用论述 146第七节绿化设计 148第八节环境管理与环境监测 148第九节对建设项目引起的生态变化所采取的防范措施 149第十节环保投资 150第十一节环境保护措施的预期效果 151第十一章职业安全卫生 152第一节设计依据及原则 152第二节生产过程中职业危险、危害因素分析 154第三节职业危害因素的防护方案 158第四节事故应急措施 162第五节劳动安全卫生机构 163第六节劳动安全卫生预评价的主要结论 163第七节预期效果 163第八节专用投资 163第十二章企业组织及装置定员 165第一节企业经营管理体制 165第二节企业定员 165第十三章项目实施规划 166第十四章投资估算及资金筹措 167第十五章主要经济技术指标 170附图一：160万吨/年低聚物裂化精制装置反应部分工艺原则流程图 175附图二：160万吨/年低聚物裂化精制装置分馏部分（一）工艺原则流程图 175附图三：160万吨/年低聚物裂化精制装置分馏部分（二）工艺原则流程图 175附图四：160万吨/年低聚物裂化精制装置气体及液化气脱硫部分工艺原则流程图 175附图五：160万吨/年低聚物裂化精制装置溶剂再生部分工艺原则流程图 175附图六：64000Nm3/h甲醇裂解制氢装置甲醇裂解制氢部分工艺原则流程图 175附图七：64000Nm3/h甲醇裂解制氢装置PSA提氢部分工艺原则流程 175第一章总论第一节编制依据和原则1、编制依据垦利三合新材料科技有限责任公司提供的《160万吨/年低聚物裂化精制项目及配套工程可行性研究报告》编制委托书；中国石油化工总公司《石油化工项目可行性研究报告编制规定》（1997年）。垦利三合新材料科技有限责任公司提供的有关资料。2、编制原则按照市场经济原则论证拟建项目的竞争性、经济性、可行性；以市场为导向，以经济效益为中心，严格控制投资规模，做到少投入，多产出；采用先进、成熟、可靠的工艺技术和设备，并尽可能采用先进技术，确保装置技术先进，经济合理，操作可靠，产品质量合格，加工能耗低；严格执行《环境保护法》，采用环境友好的工艺技术方案，采取切实有效的“三废”治理措施，减少环境污染。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有关法规、规定，坚持环保、劳动安全卫生与主题工程“三同时”的方针；贯彻“安全第一，预防为主”的方针，确保新建装置符合安全卫生要求。除必须引进关键设备仪器外，其它设备仪器均立足国产，以节约投资；充分依托现有的公用工程及辅助设施，最大限度地节约工程投资。平面布置在满足安全、防火的前提下，尽量采用联合布置，节约用地。第二节项目背景及建设的必要性1、项目基本情况项目名称：160万吨/年低聚物裂化精制项目及配套工程建设性质：新建建设地点：山东省东营市垦利县胜坨镇工业园建设单位名称：垦利三合新材料科技有限责任公司建设单位性质及负责人：有限责任公司民营股份制企业法定代表人：张松房2、原料情况原材料每年需求为160万吨，来源：详见《蜡油购买意向书》。主要产品：尾油、柴油、航煤、重石脑油、轻石脑油、液化气；副产品：含硫污水、干气。3、项目背景目前特种油品及成品油市场的供需矛盾日益突出，一直处在供不应求的局面，山东乃至全国的各炼油企业所生产的重质劣质的油品更是比比皆是，仅山东东营市内每年加工不掉的直馏蜡油就有800万吨以上，这部分蜡油不能直接作为车用燃料也不能作为润滑油的基础油，只是作为廉价的重质燃料烧掉，其附加值非常低，因此重质燃料的轻质化，只是催化裂化的一种手段，目前东营本地的能力根本满足不了市场的要求，因此加氢裂化即能使其轻质化又能生产合格的车用燃料油及特种油品，提高其附加值，所以公司提出上马该项目。4、项目建设的必要性及投资意义4.1、低聚物裂化精制装置采用国内成熟、先进的技术，确保产品质量。4.2、加氢装置产品，可以满足市场要求。4.3、装置建成后，将过去由产品带入社会环境的硫、氮、杂质（未燃烧烃），集中在装置内转化为硫化氢和氨加以回收和处理，具有显著的社会环保效果。4.4、装置的各项技术经济指标较好，具有良好的经济和社会效益。总之，尽快建设低聚物裂化精制装置，对促进集团公司的长远发展，合理利用资源，提高企业经济效益，保护环境、促进社会就业和保持社会安定是十分必要的，具有深刻的现实意义和长远的历史意义。

第三节项目建设的主要内容本项目包括：160万吨/年低聚物裂化精制项目及配套工程、64000Nm3/h甲醇裂解制氢装置以及配套公用工程设施。其中公用工程设施包括1600Nm3/h制氮、2700Nm3/h空压站、除盐水站、消防站、4300m3/h循环水场、27吨/小时酸性水处理工艺采用催化氧化处理单元、26700吨/年硫磺回收装置、六级碱液柜SO2回收装置、8600KVA×4变配电站、600m3/h污水处理场、雨水事故储存池、综合办公楼。辅助生产设施第四节研究结论1工艺技术方案加氢装置采用了目前国内外已工业化、成熟、先进的加氢工艺技术，不仅产品质量好、收率高、能耗低，且对环境不产生或少产生污染，并采用集散型控制系统(DCS)，能保证装置的技术水平和产品质量、结构的先进性，各项技术经济指标达国内一流，国际先进水平，经济效益和竞争实力都将得到大幅度提升。制氢装置裂解造气部分采用国内成熟的甲醇制氢方案，甲醇裂解气采用抽真空变压吸附（VPSA）提纯技术，确保产品质量。2主要技术经济指标2.1原料加氢装置的原料为直馏蜡油，原料耗量为200000kg/h，折合成年为160万吨/年；制氢装置原料甲醇，消耗量为36055kg/h，折合年为2884402.2产品2.2.1轻石脑油质量流量为16000kg/h，折合年为2.2.2重石脑油质量流量为44000kg/h，折合年为3520002.2.3柴油质量流量为99200kg/h，折合年为7936002.2.4航煤质量流量为25600kg/h，折合年为2.2.5尾油质量流量为4000kg/h，折合年为2.2.6液化气质量流量为10000kg/h，折合年为2.3公用工程消耗（1）新鲜水16t/h间断（2）循环水（△t=10℃）3467t/h（3）脱盐水80t/h连续（4）电力21152kw.h连续（5）1.0MPa蒸汽，450℃106.67t/h（6）净化压缩空气1600m3（7）氮气1600m3n/h（8）燃料气1813.3m3n/h连续(LPG)，即（9）天然气5205m3n2.4能耗2.4.1加氢装置的单位能耗为43.76kg标油/t2.4.2制氢单元的综合能耗为15084.04MJ/1000m3nH2.5“三废”情况（1）废气：烟气160090m3n/h，SO2经六级碱液柜脱附后无排放，NOX经（2）生活污水：16.0t/h。（3）含油、酸性水污水：29.3t/h,连续。（4）含盐污水：10.67t/h,连续。（5）废催化剂及吸附剂：232t/年（折合量）。2.6占地面积：280×352.7项目定员123人。2.8主要经济指标见下表：序号项目单位数值备注一基本数据1总投资万元1218931.1建设投资万元1069651.2建设期利息万元12001.3流动资金万元137282报批投资万元1164003项目资本金万元724164年均营业收入万元9281655年均总成本费用万元8964216年均增值税万元100647年均营业税金及附加万元10088年均利润总额万元307369年均息税前利润（EBIT）万元3126410年均所得税万元768511年均净利润万元2305012单位加工费元/吨75213单位加工费元/吨752二经济评价指标1项目投资财务内部收益率（税前）%32.632项目投资财务内部收益率（税后）%25.723项目投资财务净现值（税前）万元132021Ic=13%4项目投资财务净现值（税后）万元85595Ic=13%5项目投资回收期（税前）年4.11含建设期1年6项目投资回收期（税后）年4.86含建设期1年7项目资本金财务内部收益率%31.32基准值13%8总投资收益率（ROI）%25.659资本金净利润率（ROE）%31.8310利息备付率（ICR）19.19还款期内11偿债备付率（DSCR）1.46还款期内总之，本项目技术先进，工艺合理，产品质量好，在市场上具有较强的竞争力，尽快建设160万吨/年低聚物裂化精制项目及配套工程，对促进公司的长远发展，合理利用资源，提高企业经济效益，促进社会就业是十分必要的，具有深刻的现实意义和长远的历史意义。第二章市场初步预测分析第一节市场情况预测一、我国油品进出口贸易概况1988年至1998年的10年里，我国成品油出口量一直维持在400－600万吨之间。而2000年成品油出口量从1999年的650万吨增加到830万吨，是成品油出口量的最高记录。汽油是出口量最大的品种，近两年约占成品油出口总量的一半以上。出口汽油大部分是销往新加坡、韩国和越南，小部分销往澳大利亚和美国。为满足国内油品消费量最大的柴油的需求，国内炼油厂千方百计增产柴油，与此同时增产的汽油必须增加出口，以缓解国内汽油供过于求的局面。其次，煤油的出口量也较大，出口去向主要是香港和日本。此外，石脑油出口韩国和日本，轻柴油出口越南和日本，以及出口少量润滑油和石蜡。1990-2005年我国原油和成品油及液化石油气进出口量和净进口量如表2-1-1所示。表2-1-21990-2005年我国原油和成品油及液化石油气进出口量1.进口量（万吨）原油成品油汽油煤油柴油石脑油燃料油原油+成品油液化气1992292.27319.9915.470.05199.541.4263.69612.2611.671993597.25465.4410.800.00286.002.06116.361062.6920.4719941135.79809.8133.0915.63460.931.36169.271945.6031.4719951567.121729.44218.2453.67869.0327.09387.233296.5667.4019961234.591288.62105.1926.62603.3940.75398.092523.21136.9719971708.991439.2715.8776.13598.3941.66600.123148.26231.4019982261.691582.757.9174.36460.5752.16854.183844.44354.6819993547.152379.658.43137.90737.5381.061267.395926.80358.2420002732.262173.991.49129.08310.4277.951532.104906.25476.5920023661.372081.720.00211.1931.0437.231406.325743.09554.1620037026.531804.690.03218.1725.9412.251118.098831.22481.7420046940.770.00201.4948.0824.301650.318975.97626.0720059112.630.00189.4584.7523.802378.9411936.6636.802.出口量（万吨）原油成品油汽油煤油柴油石脑油燃料油原油+成品油液化气19922398.62544.05178.9143.45153.2754.9457.652942.670.3719932259.84584.37211.2330.67115.2738.7847.542844.210.6719942150.72599.53267.7817.96144.0032.5644.632750.250.5519951943.45457.65184.557.47125.486.8818.882401.100.4019961855.24379.26210.0910.69120.364.316.392234.501.2819971882.70414.88185.5337.44129.821.2418.112297.587.1019982040.25417.30130.9065.92156.670.4527.902457.5533.3419991982.89558.56177.6571.46228.884.9838.412541.4539.2220001560.07424.25181.9789.1998.520.0040.991984.3250.222002716.66645.14413.83124.9660.469.8420.951361.807.5820031043.78827.18455.10177.2255.4868.7430.851870.961.562004720.811070.81612.21159.16125.7091.1161.221791.625.642005813.331384.74754.24187.07224.06113.1274.712198.072.393.净进口量（万吨）原油成品油汽油煤油柴油石脑油燃料油原油+成品油液化气19922106.35-224.06-163.44-43.4046.27-53.536.042330.417.3019931662.59-118.93-200.43-30.67170.73-36.7268.821781.5211.3019941014.93210.28-234.69-2.33316.93-31.20124.64-804.6519.801995-376.331271.7933.6946.20743.5520.21368.35895.4630.921996-620.65909.36-104.9015.93483.0336.44391.70288.7167.001997-173.711024.39-169.6638.69468.5740.42582.01850.68135.691998221.441165.45-122.998.44303.9051.71826.281386.89224.3019991564.261821.09-169.2266.44508.6576.081228.983385.35321.3420001172.191749.74-180.4839.89211.9077.951491.112921.93319.0220022944.711436.58-413.8386.23-29.4227.391385.374381.29426.3720035982.75977.51-455.0740.95-29.55-56.491087.256960.27546.5820046219.96964.39-612.2041.72-77.62-66.851589.089738.54620.4320058299.301439.24-754.242.42-139.30-89.322304.237184.35634.42二、全国油品供需现状1、全国原油加工能力及成品油生产现状随着我国国民经济的发展，对石油产品的需求不断增加，原油供需缺口日益扩大，我国的石油消费到2000年已达到2.21亿吨。成品油的消费增加到1.1亿吨左右,石脑油的消费增加到2100万吨。今后十年我国GDP平均增长速度按7%预测，同时考虑到产业结构、能源结构的调整，石油消费增长速度在4.2%左右，其中三大油品的增长速度在4.5%左右。预计到2005年石油消费需求在2.6亿吨左右，汽煤柴三大油品的需求在1.4亿吨左右，到2010年石油消费需求在3.1亿吨左右，汽煤柴三大油品的需求在1.7亿吨左右，届时原油加工能力需要3.5亿吨左右。近年来我国的原油加工能力和成品油产量增长较快，截至2000年底全国共计各类炼油企业134家，原油加工能力约为27370万吨，其中100万吨/年（含100万吨/年）以上的52家，原油加工能力为24545万吨，占总能力的88.7%，100万吨/年以下的82家，合计能力3122万吨，占11.3%。中油集团34家，合计能力11116万吨/年，其中100万吨/年以上的25家，加工能力10695万吨；石化集团35家，合计能力13927万吨/年，100万吨/年以上的24家，合计能力13280万吨/年；地方及其它部门65家，合计能力2327万吨/年，100万吨/年以上的3家，加工能力570万吨/年。截至2000年底两大集团公司主要炼油企业加工能力及2000年加工量情况见表2-1-2。1990年全国原油加工量为10723万吨，到2000年达到21062万吨，平均每年增加约1000万吨，年均增长率为7%；同期，全国汽、煤、柴油产量由1990年的5175万吨增长到2000年的12087万吨，平均每年增加约700万吨，年均增长率为9.1%，其中增长较快的柴油和煤油年均增长率分别为10.8%和8.5%。2000年全国生产了汽油4135万吨、煤油872万吨、柴油7080万吨。据最新统计，2003年我国原油加工量为23800万吨，生产成品油14137万吨；其中，汽油为4770万吨，煤油为855万吨，柴油8512万吨，柴汽比达到约1.80。表2-1-2两大集团公司主要炼油企业2000年加工能力及加工量汇总表企业名称原油加工能力（万吨）原油加工量（万吨）备注2000年2000年一．石油集团哈尔滨炼油厂300192.05大庆石油化工总厂600530.7林源炼油厂250159.19大庆化学助剂厂550280.02吉化公司炼油厂560450.06前郭炼油厂250113.31大连石油化工公司710590.35鞍山炼油厂250105.02抚顺石油化工公司920803.48锦州石油化工公司550448.45锦西炼化总厂550488.76辽阳石油化纤公司550330大连西太平洋有限公司550529.28辽河石油勘探局石化厂435179.29华北化学药剂厂260149.61大港炼油厂350198.32兰州炼油化工总厂550451.75兰州化学工业公司200189.16玉门炼油厂400205.01乌鲁木齐石油化工总厂500345.05独山子石化总厂600343.49克拉玛依炼油厂300250.53长庆咸阳助剂厂280122.8其它230175.97小计106957631.65小炼油厂421294.7托管炼厂306.17合计111168232.52二．石化集团石家庄炼油厂350280.9沧州炼油厂200200.45XXXXX炼油厂350241.24齐鲁石化公司1050750.84胜利油田石化总厂15095.37青岛石油化工厂300120.36洛阳石化总厂500410.17中原石油化工总厂12060.25金陵石化公司1050678.54扬子石化公司550490.92武汉石化厂400299.59荆门石化总厂500338.0镇海炼化股份有限公司12001050.44燕山石化有限公司800694.42天津石化公司500398.99上海石化股份有限公司630601.16高桥石化公司730700.2安庆石化总厂380343.86福建炼化有限公司400358.44九江石化总厂400327.4巴陵石化公司500400.86广州石化总厂770649.05茂名石化公司13501052.69清江石油化工有限公司10063.96小计1328010608.1小炼油647567.9合计1392711176.9两大公司共计2504319405.52随着我国加入WTO和环保要求的提高以及有关法律法规的日趋完善，现有各大炼油企业都在进行产业结构、技术水平和原油加工深度的调整和改造，随着产业结构的调整和市场竟争的激烈，各大石化企业已考虑在重点发展沿海、沿江炼油企业的同时，关停部分落后的内陆炼油能力。到2010年如不扩建新的原油加工能力，则将无法满足我国国民经济对原油消费的需求。2、全国原油和成品油消费现状20世纪90年代以来，我国原油消费快速增长，从1990年的1.10亿吨增加到2003年的2.52亿吨，成为仅次于美国的世界第二石油消费大国。13年来，年均增加1092万吨，增速为6.6%。同期，全国成品油的消费量从1990年的4896万吨增加到2003年的13254万吨，平均每年增加约643万吨，年均增长率为8%。详见表2-1-3。表2-1-31990-2005年全国成品油消费情况单位：万吨序号项目1990年2000年2005年1汽油1942342340162煤油3528648643柴油260266288374合计489610915132543、我国区域成品油生产和消费情况2000年我国成品油生产主要集中于华东地区、东北地区和中南地区，其中，华东地区占29.9%，居全国第一；东北地区占27.8%，居全国第二；中南地区占19.1%，居全国第三；其余为西北地区13.3%，华北地区9.7%，西南地区0.2%。但东北地区已于10年前的位居第一退居现在的第二，相反，华东地区由第二位上升至第一位。表2-1-4中国成品油生产区域分布情况单位：万吨区域1990年2000年产量(万吨)比例(%)产量(万吨)比例(%)东北172633.4336027.8华北56811.011749.7华东130525.2361729.9中南102519.8230419.1西北54110.5160713.3西南90.2240.2全国5175100120871002000年我国成品油消费主要集中于华东地区、中南地区、华北地区和东北地区，其中，华东地区占34.3%，居全国第一；中南地区占26.1%，居全国第二；华北地区占14.1%，居全国第三；东北地区占10.0%，居全国第四；其余为西北地区8.7%，西南地区6.9%；基本上与1990年的消费态势相同，但华东地区消费比重上升了5.2个百分点。表2-1-5中国成品油消费区域分布情况单位：万吨区域1990年2000年消费量(万吨)比例(%)消费量(万吨)比例(%)东北59913.0109710.0华北69115.0155414.1华东134029.1377134.3中南124027.0286826.1西北3848.49528.7西南3447.57576.9地区合计45981008478100其它345全国494310999注：2000年全国成品油区域消费数据与上述全国成品油消费总量略有出入。表2-1-62000年全国各省成品油消费情况单位：万吨地区汽油煤油柴油合计全国3570739664310999东北地区379416771097辽林1106120236黑龙江12411270405华北地区6471387571554北京19011190395天津10310159272河北1667300473山西1159125249内蒙古73183157华东地区98918225753771上海10572243421江苏23021515766浙江19116575785安徽706207283福建9411305410江西596150215山东24050580870中南地区90121717402868河南16630245442湖东3431108831336海南302371124广西669167242西北地区34269541952陕西11029140279甘肃7211137220宁夏1201931青海2402246新疆12429223376西南地区31292353757四庆贵州571361131云南852189195西藏136928根据上述我国各区域成品油供需分析，2000年我国各区域成品油供需不平衡。其中东北地区仍为主要富余地区，其次为西北地区，两地区分别富余成品油2263万吨、655万吨；其余地区均为成品油缺口地区，其中，西南地区缺口733万吨、中南地区缺口564万吨、华北地区缺口380万吨。与1990年相比，基本格局相同。表2-1-72000年全国各地区成品油供需平衡单位：万吨区域1990年2000年成品油成品油东北11272263华北－123－380华东－35－154中南－215－564西北157655西南－335－733全国2321088注：－为缺口量，其余为富余量。1993年~2005年，中国的液化石油气市场规模增长了近十倍，2003年中国液化石油气需求增幅为9%，消费量占世界总量的9%。近十年统计数据表明，国产液化石油气不能满足国内的需求，每年需进口大量的液化石油气来满足国内的生产和生活所需。液化石油气供需情况见表2-1-8。表2-1-81990~2005年液化石油气供需情况单位：万吨年份产量进口量需求量1990~195~165~2001995~360~240~6002000~880~480~13602001~920~480~14002002~1000~640~16402005~1080~640~1720三、全国成品油消费及产量预测1.成品油市场分析1.1国内成品油供需现状据统计，2009年我国原油加工量为3.75亿吨，其中中国石油和中国石化加工原油分别为1.26亿吨和1.83亿吨。2009年我国汽油产量为7195万吨，同比增长13.13%；柴油产量为14127万吨，同比增长6%；煤油产量为1211万吨，同比增长18%。2009年我国汽油出口量同比增长31.4%，汽油净出口量达494万吨；柴油出口量增长较大，进口呈减少的态势，柴油净出口量达到267万吨。受国内原油资源分布和各地区经济发展不均衡的影响，我国各地区成品油供需差异较大，国内成品油流向总的格局是“北油南运、西油东调、逐次递推、互相渗透”。1.2国内成品油供需预测1.2.1成品油需求预测成品油消费与国家经济发展、交通运输业、农业和渔业的发展密切相关，同时也受国家产业政策、替代能源、汽车车型变化及其油耗的影响。根据“十一五”时期我国经济社会发展目标，预计2010年和2015年国内汽柴油消费量分别为2.1亿吨和2.65亿吨，结合当地经济发展等诸多因素，预测出2010年～2020年各地区汽柴油消费情况，见图2.2-1。0050001000015000200002500030000350002010年2015年2020年西北西南中南华东东北华北图2.2-12010年～2020年各地区汽柴油需求预测（万吨）1.2.2成品油供应预测“十一五”期间，我国炼油化工发展重点是大力发展石油化工项目，国内许多现有乙烯装置将进行新一轮扩建，另外新建几套中外合资60万吨/年～100万吨/年乙烯装置，同时要求配套炼油装置进行扩建和新建。由此预计2010年以前国内原油加工能力将超过4亿吨/年。新增原油加工能力主要集中在原油资源丰富的西北和东北地区及加工进口原油便捷的环渤海地区、长江三角洲地区和珠江三角洲地区。根据对国内各地区汽柴油消费的市场调查，并结合当地经济发展等诸多因素，预测出2010、2015年各地区汽柴油消费情况，见表2.2-1。表2.2-12010、2015年各地区汽柴油需求情况（104t）2010年2015年地区汽油柴油汽柴油合计汽油柴油汽柴油合计全国6565145272109282551828226537华北113020333163142225583980东北6681164183284014642305华东214053247465269266989392中南176339315694221849467164西南4881073156161413501964西北37610021378473126117342015年各地区汽柴油需求与2005年各地区汽柴油需求相对比，增长最大的地区是中南地区华东地区，分区域间存在局部成品油流动，分别比2005年增长4034万吨和3038万吨，其次是华北地区1565万吨。表2.2-2为2015年汽柴油较2005年的增长情况。表2.2-22015年汽柴油较2005年的增长情况（104t）地区汽油柴油汽柴油合计全国3409731510724华北5749911565东北310530840华东117728554034中南95620823038西南223441664西北1744125862010年以前国内新增原油加工能力8220万吨/年左右，全国原油加工量达到3.61亿吨，较2005年增加3100万吨/年左右。原油平均一次加工负荷率为90%左右，汽柴油产量为1.65亿吨/年。1.2.3国内成品油供需平衡根据以上国内成品油供需预测，随着国内一些炼油新建和改扩建工程的投产以及各炼厂开工负荷率的增加，2010年我国汽柴油产量基本满足国内需求。图2.2-22010年国内各地区成品油供需平衡（万吨）根据国内成品油消费和炼化企业分布，2010年东北地区和西北地区成品油仍然需要大量外运，西北需外运到西南和中部市场汽柴油约1885万吨，东北需外运到华北、中部内陆省份、东南沿海及出口汽柴油约3404万吨。预计2010年全国成品油销售流向仍然维持目前“北油南运、西油东调、逐次递推、互相渗透”的趋势。2.低凝车用柴油市场情况2009年我国柴油产量为14127万吨，柴油净出口量达到267万吨，柴油表观消量达到13860万吨。受冬季气候影响，近几年国内低凝车用柴油需求量逐年增加，其中2009年，低凝车用柴油消耗量接近2400万吨。低凝车用柴油主要集中在长江以北地区，时间主要集中在每年的1-3月份和10-12月份。第二节市场分析结论根据以上分析，未来5~10年内，我国的汽油、柴油、燃料油、液化石油气及轻质燃料油的需求仍会继续增长，华中、华东地区和华北地区是我国经济发达区域，从区域经济发展趋势看，该地区的油品需求仍然旺盛。由于燃料油市场是从成品油市场中派生出来的，燃料油是石油加工过程中的附加劣质产品，因此优质燃料油市场与我国成品油市场是密切相关的，其市场需求与成品油保持同步增长。本公司就是以劣质燃料油为原料，生产出清洁环保的优质燃料油，以适应市场需求。公司地处山东地区，应扩大燃料油加工量，增加加工深度，提高成品油质量，满足地区经济发展的需要。160万吨/年低聚物裂化精制项目及配套工程可行性研究报告第25页江西省化学工业设计院上海华西化工科技有限公司氢工程及配套工程项目可行性研究报告第58页第三章生产规模及产品方案第一节生产规模根据公司的全厂规划，在全厂的主工艺装置中，低聚物裂化精制装置加工能力定位160万吨/年，甲醇制氢装置加工能力定位64000Nm3/h。新建装置及其规模详见表3-1-1。表3-1-1装置单元组成及规模表序号主项(单元)号主项(单元)名称建设规模备注10l主体装置1.1加氢装置160万吨/年1.2制氢装置64000Nm3/h202公用工程2.1氮气站1600Nm3/h2.2净化风站2700Nm3/h2.3循环水站4300m2.4脱盐水站80吨/小时2.5燃料气系统LPG303辅助生产设施3.1油品罐区3.2污水处理单元600m33.3酸性水汽提单元27吨/小时3.4硫磺回收装置26700吨/年3.5六级碱液柜SO2回收装置54kg3.6氮氧化物净化装置40000M3.7火炬系统3.8变配电站8600KVA×43.9控制室及车间管理4.0工厂办公楼注：年开工时数8000小时。第二节产品方案本项目新建160万吨/年蜡油加氢项目，以直馏蜡油作为原料，生产轻石脑油、重石脑油、航煤、柴油、液化气和尾油，另外副产加氢干气、含硫污水。第三节全厂自控水平1、概述垦利三合新材料科技有限责任公司160万吨/年低聚物裂化精制项目及配套工程，新建160万吨/年低聚物裂化精制装置、64000Nm3/h甲醇制氢装置、共2套主工艺装置，并对与其配套的其它辅助设施、公用工程和储运系统进行建设。本报告的原则是确保装置安全生产、平稳操作，使企业通过生产装置操作自动化，实现经济效益的最大化。2、自动控制水平本项目的自动控制系统将力求使企业实现安全、平稳、高效、低耗、优质、环保的生产，为企业实现计算机管控一体化打下良好的基础。本项目的仪表及控制系统应安全可靠、技术先进，满足工艺过程的操作要求，自动控制水平将达到国内石油化工企业的先进水平。本项目设置1个联合装置控制室（CCR）、采用分散型控制系统（DistributedControlSystem简称DCS）及高质量、高可靠性的仪表，对新建工艺装置进行过程控制和检测，实现分散控制、集中操作、集中管理，从而提高产品产量和质量，降低能耗，充分发挥工艺装置的生产加工能力，尽最大能力获取经济效益，增强企业的生存力和竞争力，并力求使企业实现安全、平稳、高效、低耗、优质、环保的生产。工艺装置的主要工艺检测和控制参数都在DCS进行显示、调节、记录、报警等操作，对各装置内主要机泵设备的运行状态均在DCS显示。工艺装置的自动控制方案主要采用单参数控制，根据不同的具体工艺过程特性及要求采用串级、前馈、分程、超驰、比值、顺序等复杂控制。根据各工艺装置不同的特点，装置重要的联锁保护、紧急停车系统及关键设备联锁保护都设置必要的自动联锁保护系统，也称紧急停车系统（ESD）。本报告按近期国外项目统一称为安全联锁系统（SIS）。储运系统及公用工程的自动化水平也应与工艺装置一样，具有先进水平，以提高企业总体经济效益为目标，为确保储运系统及公用工程安全、平稳、长周期和高质量运行，本项目储运系统及公用工程自控部分采用DCS，进行集中控制、监测、管理、记录、报警，为实现计算机管控一体化(CIMS-ComputerIntegratedManagementSystem)创造条件。储运系统采用技术先进、质量可靠的仪表，可防止跑、冒、漏、窜，减少由于设备故障和人为因素造成的经济损失。现场仪表及控制系统均选用先进可靠的产品。DCS控制器、电源单元、通讯网络、控制类I/O卡等都采用冗余配置。联锁保护系统及机组控制系统采用三重化或双重化的冗余、容错系统，重要的联锁系统检测元件或输入信号按冗余方式设置。SIS检测元件和执行机构按事故安全型设置，即SIS故障或一旦能源中断，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。SIS设置事件序列记录站，用于记录设备状态和联锁事件，以便事故原因的追溯。操作站与控制站机柜采用冗余的通讯电缆或光缆连接，室外光缆通过不同的路径敷设，以确保通讯的安全。3、联合装置控制室根据本项目工艺装置和新建储运罐区平面相对集中的特点，设置一个联合装置控制室，鉴于本项目工艺装置多处于可燃、易爆场所，所以控制室设置于远离生产装置的非防爆区内，各装置的电缆、光缆通过电缆槽架空敷设至联合装置控制室。本项目的2个主工艺装置和新增储运罐区集中在1个操作室内操作和管理，将各装置的CRT按全厂总流程和总平面布置划分3个操作区。每个操作区有数个操作台，每个操作台带有CRT显示器和操作键盘，根据装置及操作岗位的不同，CRT显示器的数量有区别。每个操作站可采用输入密码或键锁的方式规定操作员管辖的范围。每个操作站设置2台打印机，1台用于报警打印，1台用于报表打印。全厂各操作站的打印机集中放置于1间打印机室内。第一操作区为加氢装置操作区，设4个CRT操作台，1个SISCRT操作台，1个辅助操作台，第二操作区为制氢装置操作区，设3个CRT操作站台，1个SISCRT操作台，1个辅助操作台；第三操作区为公用工程操作区，设3个CRT操作台。联合装置控制室还设有能够监视装置的特定的区域遥控的闭路电视系统，设1个CRT操作台。联合装置控制室建筑内设置不同用途的房间。占地面积约：30×17m2联合装置控制室建筑是为工厂控制系统和操作及管理人员设计的，建筑物内的环境应当以人为本，不但要使操作环境成为办公环境，还要有一定的企业文化气氛，使操作及管理人员能高效率地工作，高效率地休息，减少疲劳，处于良好的工作状态和精神状态。联合装置控制室建筑各房间的地面按功能需要采用不同的地面，并设置集中空调，调湿、调温，以确保空气新鲜。原则上，对于距联合装置控制室的距离大于200m的装置，在装置内设置相应的现场机柜室（FAR），用于放置装置DCS及SIS的控制站或远程I/O,以及其他仪表控制、检测和安全保护的辅助机柜等。安装在现场机柜室内的各种设备，通过光缆与联合装置控制室的操作站进行通讯连接。现场机柜室在装置边上的非防爆区内。根据各装置的具体情况，现场机柜室适当设置少量操作站，用于装置及重要设备的开工、停工及监视，在正常情况下，没有操作人员。在现场机柜室（FAR）内除机柜外可能有必要的很少数量的仪表。现场机柜室的地面敷设防静电活动地板，并设置空调和UPS电源。4、供电、供气系统联合装置控制室及各现场机柜室由电工专业提供相应的UPS不间断电源，电源规格为单相220VAC±10%,50Hz±1Hz。仪表气源采用净化风，仪表净化风压力最低不应小于0.6MPa（G）。5、通讯系统为各装置DCS操作台分别设行政电话1台、调度电话2台，为工程师站室、上位机室、仪表维修室、DCS值班室各设行政电话1台。6、空调系统联合装置控制室及各现场机柜室设计集中式空调系统，保持机柜室、操作室空气的清新和恒温。160万吨/年低聚物裂化精制项目及配套工程可行性研究报告第64页第四章工艺装置第一节160万吨/年低聚物裂化精制装置1装置概述1.1装置组成及规模加氢装置主要由反应部分、分馏部分、轻烃吸收、低分气脱硫部分以及装置公用工程部分组成。装置公称设计规模160万吨/年，年开工时间按8000小时计。1.2原料本装置的原料为直馏蜡油；或者外购原料油。1.3产品本装置主要产品为液化气、轻石脑油、重石脑油、航煤、柴油、尾油；另外副产品为加氢干气、含硫污水。1.4编制原则a、满足全厂总流程对本装置加工目标的要求。b、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。c、采用效率高、运行可靠的设备，以确保装置长周期安全稳定运转。d、认真贯彻国家有关环保、职业安全卫生、消防法规和要求，做到三废治理、安全卫生等保障措施与主体工程同时设计、同时建设、同时投入运行。确保装置排放指标达到国家及省、地方有关法规规定的指标。e、合理用能，有效降低装置的能耗，达到国内先进水平。f、最大限度实现设备国产化，尽量降低装置投资。2原材料和产品规格2.1原料性质加氢装置原料油具体性质如下：

原料油名称原料油限制值密度(20℃)/g·cm-30.9100≤0.920馏程/℃IBP/10%270/36530%/50%410/44070%/90%465/51095%/EBP535/555-/≤560粘度(50℃)/mm2·s-137粘度(100℃)/mm2·s-17凝点/℃40折光率(nD70)1.5酸值/mgKOH·g-12.78残炭，m%0.19≤0.30C7+不溶物/mg·g-1<100游离水，m%<0.05硫/g·g-14040≤10000氮/g·g-12010≤2100碳，m%87.04氢，m%12.35Fe/g·g-1<1.0Ni+V/g·g-1<1.0Na+Ca/g·g-1<1.0Cl/g·g-1<2.0本装置所需氢气由制氢装置提供,具体要求如下：出装置温度：40℃，出装置压力：2.0MPa(表)组分V％H2≥99.9CH4≤0.1CO+CO2≤20ppm∑100.002.2产品性质加氢装置主要产品为液化气、轻石脑油、重石脑油、航煤、柴油、尾油；另外副产品为加氢干气、含硫污水。产品的具体性质见业主提供的产品数据报告。3产品分布根据装置的设计数据报告，具体产品分布如下：蜡油加氢裂化产品分布产品分布切割温度，℃质量比例，%液化气C3~C45石脑油初馏点～16530航煤165～21012.8柴油210～36048.6尾油大于3602干气平衡4工艺技术方案4.1确定技术方案的原则（1）、采用性能优良的加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂。（2）、采用成熟、可靠、先进的工艺技术和工程技术，确保装置设计的整体合理性、先进性和长周期安全稳定运转。（3）、合理用能，有效降低装置的能耗，合理回收装置余热，达到合理的先进水平。（4）、提高环保水平，加强安全措施，环保设施与主体工程同时设计、同时施工、同时投产。（5）、在保证性能可靠的前提下，降低装置投资，最大限度实现设备国产化。4.2国内外加氢裂化技术现状加氢裂化工艺因其加工原料范围广，生产产品质量好，品种多，液体产品收率高，生产灵活性大等特点，在炼油和石油化工企业中越来越受到重视。其具有加工原料油广泛，调整操作灵活，产品质量优良等特点。世界上不少专利公司拥有生产中间馏分油的加氢裂化工艺技术，其中得到广泛应用的有以UOP公司、雪弗隆Chevron公司的技术应用较多。UOP公司将其开发的加氢裂化技术命名为HCUnibon过程。UOP公司的第一套加氢裂化装置于1961年在鲍威林石油公司圣非临兹炼油厂建成投产，其加工能力为11万吨/年。其催化剂主要有两种，一种是DHC型催化剂，其载体为无定形，主要用于一段流程，能最大量生产中间馏分袖；另一种是HC型催化剂，其载体为分子筛，主要用于二段流程和串联流程。雪弗隆公司(Chevron)的加氢裂化过程主要是异构裂解(Isocrcking)，并于1959年在美国加利福尼亚奇蒙炼油厂建成第一套工业化生产装置。该过程的特点是发展较快，加工的原料范围较宽、适应性较强，催化剂品种较多、使用性能好，操作灵活性较大。雪弗隆公司的加氢裂化过程基本流程有一段和二段两种，后来又发展了两个反应器的串联流程。选择工艺过程时必须进行全面的分析和比较，以提高装置的经济性。

目前，国内的加氢裂化技术主要有中国石化北京石油化工科学研究院(RIPP)和中国石化抚顺石油化工研究院（FRIPP）。加氢裂化工艺核心是催化剂，加氢裂化催化剂为双功能催化剂，即由具有加氢功能的金属组份和具有裂化功能的酸性载体两部分组成。而酸性载体的裂化功能一般由无定形硅铝或分子筛酸性裂化组分提供。不同的加氢裂化催化剂是对这两种组分功能进行适当选择和匹配的。中国石化北京石油化工科学研究院(RIPP)开发的是以RN/RT系列为代表加氢催化剂，中国石化抚顺石油化工研究院（FRIPP）是以FF/FC系列为代表加氢催化剂。FRIPP的FF/FC系列加氢裂化催化剂，在国内已有数套装置采用，从工业应用结果看，FRIPP推荐的技术具有工艺流程简单、中间馏分油产率高、产品质量好、化学氢耗低和装置综合能耗低等特点。此外，FRIPP推荐的技术，即使切出航煤组分后，其柴油的凝固点仍低于-30℃4.3工艺技术方案选择经过多年的发展和完善，目前在工业上大量应用的馏分油加氢裂化工艺流程主要有以下三种：1、两段加氢裂化流程。这是60年代初期由直馏VGO和催化裂化LCO生产石脑油采用的流程。加工VGO生产最大量石脑油也采用这种流程。两段加氢裂化流程复杂，投资及操作费用高，工业应用较少。2、单段串联加氢裂化工艺流程单段串联（也叫一段串联）其主要特征是首先用加氢精制反应器将原料油的氮脱除到裂化催化剂所允许的范围（一般为<10～20µg/g），然后精制反应流出物进入裂化反应器进行加氢裂化。单段串联加氢裂化技术的优点是对原料油的适应性较强，产品生产方案比较灵活，催化剂的运转周期长，不足之处是总体积空速较低。3、单段加氢裂化工艺流程单段加氢裂化工艺流程最少可以使用一个反应器。其主要特点是原料油在一个反应器内同时发生加氢脱硫、加氢脱氮、烯烃加氢饱和、芳烃加氢饱和及加氢裂化反应。单段工艺可以采用一次通过或未转化油全（或部分）循环方式操作。该流程的优点是反应体积空速大，工艺流程比较简单，装置的建设投资相对较低。该装置采用单段加氢裂化全循环工艺流程。4.4工程技术选择该装置拟采用热高分流程，降低装置能耗，节省操作费用，同时也可避免稠环芳烃堵塞空冷器管束；由于该装置加工原料油来源复杂，循环氢中硫化氢浓度存在较高的可能，因此考虑设置循环氢脱硫塔；不单独设置循环油泵，循环油循环至原料油缓冲罐，直接由加氢进料泵升压。5工艺流程简述⑴、反应部分自装置外来的混合蜡油在流量和原料油缓冲罐液位串级控制下送入装置，混合后的原料经柴油/原料油换热器预热后，通过原料油过滤器除去原料中大于25微米的颗粒，再与分馏部分来的循环油混合后进入原料油缓冲罐，原料油缓冲罐由惰性气体保护，使原料油不接触空气。自原料油缓冲罐来的原料油经加氢进料泵升压，在流量控制下与混合氢混合后经反应流出物/原料油换热器、反应进料加热炉加热至反应温度后，进入加氢精制反应器进行加氢精制反应。精制反应流出物进入加氢裂化反应器进行加氢裂化反应。反应器各床层间及反应器之间均设急冷氢注入设施。加氢精制反应器混合进料的温度通过调节反应进料加热炉燃料气量控制。自加氢裂化反应器来的反应流出物依次经反应流出物/混合原料油换热器、反应流出物/主汽提塔底液换热器、反应流出物/混合原料油换热器，分别与热混合原料油、主汽提塔底液、冷混合原料油换热，以尽量回收热量。换热后反应流出物进入热高压分离器进行气液分离。热高分气经热高分气/冷低分油换热器、热高分气/混合氢换热器换热后，再经热高分气空冷器冷却后进入冷高压分离器。为了防止热高分气在冷却过程中析出铵盐堵塞管路和设备，通过注水泵将除氧水注入热高分气/混合氢换热器及热高分气空冷器上游管线。冷却后的热高分气在冷高压分离器中进行油、气、水三相分离。顶部出来的循环氢（冷高分气）经循环氢旋流脱烃器、循环氢脱硫塔、循环氢压缩机入口分液罐分液，脱硫后循环氢进入循环氢压缩机升压，然后分成两路：一路作为急冷氢去反应器控制反应器床层入口温度，另一路与来自新氢压缩机出口的新氢混合成为混合氢。冷高分油在液位控制下进入冷低压分离器，热高分油在液位控制下进入热低压分离器。热低分气经热低分气空冷器冷却后与冷高分油混合进入冷低压分离器。冷低分油与热高分气换热后再与热低分油混合后进入主汽提塔。冷高压分离器、冷低压分离器底部排出的酸性水及分馏部分排出的酸性水合并，经含硫污水闪蒸罐脱气后送至装置外。冷低分气在装置内脱硫。自装置外来的新氢进入新氢压缩机入口分液罐分液后，经新氢压缩机三级升压后与循环氢压缩机出口的循环氢混合成为混合氢。混合氢经过热高分气/混合氢换热器换热后与原料油混合。⑵、分馏部分自反应部分来的低分油混合后进入主汽提塔，主汽提塔共有30层浮阀塔盘，汽提蒸汽自塔底部进入。塔顶气经主汽提塔顶空冷器冷却后进入主汽提塔顶回流罐进行油、水、气三相分离，塔顶油相一部分经主汽提塔顶回流泵升压后在流量和塔顶温度串级控制下作为主汽提塔回流，另一部分经脱丁烷塔进料泵升压，再经过轻石脑油/脱丁烷塔进料换热器换热后在液位控制下作为脱丁烷塔的进料；分水包排出的含硫污水送装置外脱硫。塔顶干气在装置内脱硫。主汽提塔底液经分馏塔进料泵升压，在液位控制下分别经反应流出物/主汽提塔底液换热器，未转化油/分馏塔进料换热器换热后，再经分馏塔进料加热炉加热后进入分馏塔，分馏塔共有60层浮阀塔盘，塔底采用水蒸汽汽提，分馏塔设两个侧线：航煤侧线汽提塔和柴油侧线汽提塔。分馏塔塔顶气经分馏塔顶空冷器冷却、冷凝后进入分馏塔顶回流罐，液相一部分经重石脑油泵升压，重石脑油冷却器冷却后送出装置；另一部分经分馏塔回流泵升压作为回流。含油污水经分馏烷塔顶凝结水泵升压后至反应系统，作为反应注水回用。塔底油经未转化油泵升压，与航煤侧线汽提塔底重沸器、未转化油/分馏塔进料换热器换热后，循环到反应部分原料油缓冲罐，少量未转化油经未转化油空冷器冷却出装置。航煤侧线汽提塔塔底热量由重沸器提供，热源为未转化油；塔底航煤产品经航煤泵升压后，经航煤/脱丁烷塔进料换热器、航煤空冷器冷却后出装置。柴油侧线汽提塔塔底采用水蒸汽汽提；塔底产品由柴油泵升压后，经脱丁烷塔重沸器、柴油空冷器、柴油聚结器冷却脱水后出装置。脱丁烷塔进料经轻石脑油/脱丁烷塔进料换热器、煤油/脱丁烷塔进料换热器换热后，进入脱丁烷塔，脱丁烷塔共有40层浮阀塔盘，塔底热量由重沸器提供，热源为柴油。塔顶气经脱丁烷塔顶空冷器冷却后进入脱丁烷塔顶回流罐进行分离，塔顶液相一部分经脱丁烷塔顶回流泵升压后在流量和塔顶温度串级控制下作为脱丁烷塔回流，另一部分在流量、液位串级控制下送入液化气脱硫塔。塔底轻石脑油经轻石脑油/脱丁烷塔进料换热器、轻石脑油空冷器冷却后出装置。脱丁烷塔塔顶干气在装置内脱硫。=3\*GB2⑶、气体及液化气脱硫部分低分气、主汽提塔顶回流罐顶气、脱丁烷塔顶回流罐顶气混合后进入干气冷却器冷却，再经干气旋流脱烃器分液后进入干气脱硫塔下部。自冷贫溶剂缓冲罐来的贫溶剂，经贫溶剂泵升压进入干气脱硫塔上部。脱硫后的干气送至燃料气分液罐作为燃料气装置自用。脱丁烷塔顶回流罐泵来的液化气经液化气脱硫抽提塔进料冷却器冷却后进入液化气脱硫抽提塔。自装置外来的贫溶剂进入冷贫溶剂缓冲罐再经贫溶剂泵升压后进入液化气脱硫抽提塔上部。脱硫后的液化气依次经液态烃旋流分离器、液化气冷却器、液化气精脱硫罐处理后作为燃料气装置自用，剩余部分作为不合格液化气送罐区。=4\*GB2⑷、溶剂再生部分自循环氢脱硫塔、干气脱硫塔、液化气脱硫抽提塔来的富液混合后通过富液过滤器除去杂质，然后再经贫富溶剂换热器换后进入富液闪蒸罐降压闪蒸，闪蒸后产生的少量酸性轻烃气体在压力控制下排至火炬，闪蒸后的富液由在液位控制下进入溶剂再生塔，溶剂再生塔设有20层浮阀塔盘，塔底采用再沸器，再沸器的热源为0.3MpaG蒸汽。溶剂再生塔顶部气体经溶剂再生塔顶空冷器冷却后进入溶剂再生塔顶回流罐，回流罐顶部出来的高浓度酸性气在压力控制下送出装置外处理，底部液体经溶剂再生塔顶回流泵升压后作为溶剂再生塔回流。自塔底部来的再生后溶剂经贫溶剂泵升压后经贫富溶剂换热器、贫溶剂空冷器冷却后进入溶剂缓冲罐。由溶剂缓冲罐出来的贫溶剂分三股，一股经贫溶剂接力泵升压后进入贫溶剂缓冲罐，自贫溶剂缓冲罐底部出来的贫溶剂至循环氢脱硫塔贫溶剂泵；第二股贫溶剂至贫溶剂泵升压，升压后的贫液先经贫溶剂冷却器冷却后，在各自流量控制下进入干气脱硫塔和液化气脱硫抽提塔顶部。在贫溶剂接力泵出口有一部分贫溶剂通过在线胺液过滤器除去溶剂中的杂质后返回至溶剂缓冲罐。（5）、催化剂硫化和再生为了提高催化剂活性，新鲜的或再生后的催化剂在使用前都必须进行硫化。本装置设计暂按氧化型催化剂考虑，采用液相硫化方法，硫化剂为DMDS。本设计催化剂采用器外再生方法。6主要操作条件表4-1-2主要操作条件反应器精制段裂化段催化剂FZC系列FF-20FC-14FF-20