重油催化裂化装置多产丙烯改造项目可行性研究报告.docx
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重油催化裂化装置多产丙烯改造项目可行性研究报告
重油催化裂化装置多产丙烯改造项目
可行性研究报告
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第一章总论
第一节编制依据和原则
一、编制依据
1、《上海某股份有限公司关于催化裂化多产丙烯改造的设计委托书》，2002.09.24。
2、《上海某股份有限公司渣油加工联合装置多产丙烯改造方案设计》。
3、上海某股份有限公司关于催化裂化多产丙烯改造设计条件的传真。
二、编制原则
1、通过改造达到多产合格丙烯的目的，同时满足环保的要求。
2、尽量利旧装置现有设备和设施，尽可能减少改造工程量和工程投资，缩短施工周期。
3、技术安全可靠且先进，保证装置长周期运行
4、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。
5、公用工程及配套系统依托现有设施。
6、本次改造，不增加新岗位，装置定员不变。
第二节项目背景及建设的必要性
上海某股份有限公司80×104t/a催化裂化装置于90年代初设计、1995年一次开车投产成功，为上海某股份有限公司创造了巨大的经济效益，成为上海某股份有限公司经济效益的新增长点。
装置于1996年停工检修期间，对装置作了局部的少量改造使装置的处理能力由80×104t/a提高至100×104t/a。
随着装置处理量的提高和进料的不断变化，装置的反应再生部分、分馏部分、吸收稳定部分均存在瓶径问题，针对不同部分的不同问题，经过1998、1999、2001年几次对该装置的改造，基本消除了瓶径，提高了装置的操作弹性。
本装置现已基本适应了100×104t/a处理能力下的汽油、柴油以及多产气等生产方案的要求。
随着上海某股份公司丙烯烃装置的投产，公司对丙烯原料的需求日益迫切，丙烯年缺口已达10万吨。
丙烯的国外采购存在价格高、供货时间不易保证的问题，上海某股份有限公司针对以上问题立足于公司内部挖潜，拟对重油催化裂化及配套的产品精制、气分装置进行局部改造，来缓解由于丙烯原料短缺带来的问题。
通过本次改造，重油催化裂化装置在100×104t/a处理能力下，丙烯产量提高至6.4～6.9×104t/a，通过配套的液化石油气脱硫和气分装置的精制和回收，可供给丙烯烃装置6.0～6.5万吨/年的化学级丙烯原料。
第三节项目范围
本项目包括渣油加工联合装置内的重油催化裂化装置、产品精制装置和气体分馏装置。
第四节研究结果
一、项目概况
本项目为上海某股份有限公司催化裂化装置多产丙烯改造项目。
1、装置规模
（1）重油催化裂化装置：
100×104t/a。
（2）产品精制装置
干气脱硫：
7.97×104t/a（干气包括催化裂化干气7.2×104t/a和柴油加氢干气0.77×104t/a）
液化石油气脱硫：
21×104t/a
液化石油气脱硫醇：
21×104t/a
（3）气体分馏装置：
21×104t/a
2、原料来源
催化裂化装置的进料大庆减压渣油、脱沥青油以及大庆胜利混合重蜡油的混合原料。
产品精制装置的进料为催化裂化装置生产的催化干气、液化石油气以及来自柴油加氢装置的加氢干气。
气体分馏装置的进料为产品精制装置来的脱硫和脱硫醇后液化石油气。
3、改造范围
（1）重油催化裂化装置
重油催化裂化装置改造范围包括反应再生部分、主风机部分、分馏部分、气压剂部分、吸收稳定部分以及余热锅炉部分。
（2）产品精制装置
产品精制装置的改造包括干气脱硫部分、液化石油气脱硫部分和液化石油气脱硫醇部分。
（3）气体分馏装置
4、产品
主要产品：
精丙烯、丙烷、液化石油气、高辛烷值汽油、轻柴油。
副产品：
干气、油浆、酸性气。
5、改造工艺路线
（1）重油催化裂化装置
a、反应再生部分：
更换提升管反应器，提升管出口快分系统采用粗旋，更换沉降器单级旋分离器。
b、分馏塔、解吸塔、稳定塔部分更换为新型高效浮阀塔盘。
e、更换稳定汽油泵。
（2）产品精制部分
a、改造液化石油气脱硫抽提塔及脱硫醇抽提塔液体分配器，增加再生塔的塔盘开孔率。
b、更换再生塔顶冷凝冷却器、碱液加热器、碱液冷却器等冷换设备。
c、更换液化石油气-碱液混合器和水洗碱混合器。
d、更换液化石油气进料泵。
e、更换干气分液罐、干气脱硫塔和液化石油气脱硫抽提塔顶部的安全阀。
（3）气体分馏部分
a、脱丙烷塔、脱乙烷塔、粗丙烯塔塔体利旧，塔盘更换，采用高效塔盘。
b、换热面积不足的换热器更换，C4C5冷却器、脱丙烷塔顶冷凝器、脱丙烷塔重沸器、丙烯冷却器更换，丙烯塔顶冷凝器串联2台换热器。
c、丙烯塔回流罐更换，脱丙烷塔回流罐利旧原丙烯塔回流罐。
d、部分机泵更换。
6、主要改造设备
表1-4-1
设备类别
数量（台或组）
改造情况
一
重油催化裂化装置
1
反应再生器
1
改造
2
塔类
3
改造
3
机泵
6
更换2台机泵，更换2台机泵叶轮，更换2台电机
二
产品精制装置
1
塔类
3
改造
2
冷换设备
3
更换
3
机泵
2
更换
4
其它
2
更换
三
气体分馏装置
1
塔类
3
改造
2
冷换设备
5
更换
3
容器
1
更换
3
机泵类
12
更换
7、装置定员
本装置属于改造项目，不增加新的岗位，不增加定员。
8、装置占地
本装置属于改造项目，不需新增土地。
9、消耗指标
（1）催化剂、化学药剂消耗
表1-4-2
名称
年用量，t/a
一次装入量，t
备注
一、重油催化裂化装置
1
催化剂
1000
2
助燃剂
3.0
含铂万分之五
3
钝化剂
50
含锑25%
4
Na3PO4
0.3
二、产品精制装置
1
30%碱液
500
2
磺化酞菁钴
0.025
3
脱硫剂
50
4
活化剂
76
5
防胶剂
19
6
金属钝化剂
1.9
（2）公用工程消耗
表1-4-3
序号
项目
单位
数量
备注
一、重油催化裂化装置
1
新鲜水
t/h
19
2
循环水
t/h
2660
3
除盐水
t/h
94
4
燃料气
m3n/h
1450
5
电
kW
5050
6
蒸汽
3.5MPa
t/h
-16
1.3MPa
t/h
-9
0.6MPa
t/h
-4.8
7
净化压缩空气
m3n/h
3120
8
非净化压缩空气
m3n/h
1716
二、产品精制装置
1
循环水
t/h
100
2
除盐水
t/h
6.25*
3
除氧水
t/h
0.5/10*
4
电力
kW
120
5
1.0MPa蒸汽
t/h
4.5
6
凝结水
t/h
-5
7
净化压缩空气
m3n/h
150
8
非净化压缩空气
m3n/h
120*
吹扫
9
氮气
m3n/h
200*
吹扫
10
氮气
m3n/h
200*
气密
三、气体分馏装置
1
循环冷水
t/h
1470
2
热水
t/h
560
3
净化压缩空气
m3n/h
300
4
电力
kW
280
5
0.3MPa蒸汽
t/h
3
开停工用
6
非净化压缩空气
m3n/h
180
吹扫
7
氮气
m3n/h
450
气密
注：
“-”表示向外输出。
“*”表示间断量。
二、主要技术经济指标
主要经济技术指标见表1-4-4。
主要经济技术指标表1-4-4
项目
单位
数量
备注
原料
大庆减压渣油
重蜡油
脱沥青油
合计
×104t/a
×104t/a
×104t/a
×104t/a
41.43
36.17
22.40
100
产品
干气
丙烯
丙烷
碳四碳五
汽油
轻柴油
油浆
小计
×104t/a
×104t/a
×104t/a
×104t/a
×104t/a
×104t/a
×104t/a
×104t/a
7.58
6.37
2.54
11.80
38.00
22.00
6.00
94.29
技术经济指标
建设投资
利润总额
年均所得税后利润
年均所得税
内部收益率
财务净现值
投资利润率
增量投资回收期
万元/年
万元/年
万元/年
万元/年
%
万元
%
年
所得税后
所得税后
所得税后（含建设期）
三、结论
上海市化股份有限公司100×104t/a重油催化裂化装置多产丙烯改造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，为解决全厂丙烯供应问题并提高经济效益创造了良好的条件。
对促进上海某股份有限公司的发展具有重要作用。
该项目是可行的。
第二章装置规模及产品方案
第一节原料性质
一、原料组成
1、重油催化裂化装置
重油催化裂化装置改造设计的原料油为大庆减压渣油、重蜡油和脱沥青油得混合油，具体组成如下：
表2-1-1
wt%
104t/a
备注
混合原料油
其中：
大庆减压渣油
41.43
41.43
重蜡油
36.17
36.17
脱沥青油
22.40
22.40
合计
100
100
2、产品精制装置
干气脱硫部分的原料为重油催化裂化装置所产的催化干气和柴油加氢装置来的加氢干气。
液化石油气脱硫部分和脱硫醇部分的原料为重油催化裂化装置所产的液化石油气。
3、气体分馏装置
气体分馏装置的原料为经过脱硫和脱硫醇的液化石油气。
二、原料油性质
1、重油催化裂化原料油性质。
表2-1-2
项目
混合原料
密度（20℃）g/cm3
0.9050
残碳wt%
4.73
元素分析，wt%
C
86.16
H
13.15
S
0.5
N
0.19
金属含量ppm
Ni
7.44
V
0.41
Fe
2、产品精制装置
（1）液化石油气：
硫化氢含量0.47～1.2%（V），硫醇含量750ppm（w）
（2）催化裂化干气
硫化氢含量1.2~2.0%（V）
二氧化碳含量约2.1%（V）
（3）柴油加氢干气
硫化氢含量2.07%（V）
3、气体分馏装置
表2-1-5
序号
组成
比例，mol%
1
乙烷
0.24
2
乙烯
0.01
3
丙烯
37.96
4
丙烷
12.44
5
异丁烷
11.98
6
异丁烯
9.10
7
1-丁烯
7.02
8
正丁烷
4.33
9
反-丁二烯
8.73
10
顺-丁二烯
5.84
11
碳五
2.35
12
硫化氢
<20ppm
13
水
饱和
14
合计
100
第二节装置规模及产品方案
一、改造范围
本次改造范围包括以下部分：
1、重油催化裂化装置
重油催化裂化装置改造范围包括反应再生部分、主风机部分、分馏部分、气压剂部分、吸收稳定部分以及余热锅炉部分。
2、产品精制装置
产品精制装置的改造范围包括干气脱硫部分、液化石油气脱硫部分和液化石油气脱硫醇部分。
3、气体分馏装置
二、装置规模
1、重油催化裂化装置：
100×104t/a。
2、产品精制装置
干气脱硫：
7.97×104t/a（干气包括催化裂化干气7.2×104t/a和柴油加氢干气0.77×104t/a）
液化石油气脱硫：
21×104t/a
液化石油气脱硫醇：
21×104t/a
3、气体分馏装置：
21×104t/a
年开工时数均按8000小时考虑。
三、产品方案和产品性质
1、产品方案
重油催化裂化装置改造后产品方案为多产液化石油气方案。
2、产品性质
（1）气体分馏装置产品组成如下：
表2-2-1
丙烯
mol%
丙烷
mol%
碳四碳五
mol%
乙烷气
mol%
乙烷
0.11
30.61
乙烯
1.51
丙烯
95.50
21.65
0.08
60.00
丙烷
4.39
76.71
0.20
7.88
异丁烷
0.92
24.19
异丁烯
0.43
18.25
1-丁烯
0.23
14.26
正丁烷
0.02
8.83
反-丁二烯
0.03
17.81
顺-丁二烯
0.01
11.92
碳五
4.45
合计
100
100
100
100
（2）汽油、轻柴油性质
汽油、轻柴油、油浆性质表2-2-2
项目
汽油
柴油
油浆
密度（20℃）g/cm3
0.7301
0.8947
1.0273
运动粘度，mm2/s
20℃
50℃
0.67
0.53
4.32
2.30
51.92
21.44
恩氏蒸馏数据
HK
10%
30%
50%
70%
90%
KK
42
57
79
107
142
181
203
150
229
252
273
300
332
349
414
443
482
532
凝固点℃
-7
辛烷值RON
90
十六烷值
28.5
诱导期，min
629
闪点，℃
78
硫含量，%
0.05
0.33
0.56
（3）净化干气：
硫化氢含量≤20mg/m3
（4）酸性气：
烃含量≤2%
四、装置物料平衡
1、重油催化裂化装置
表2-2-3
序号
物料名称
设计值
备注
wt%
kg/h
104t/a
一
原料
1
大庆减压渣油
41.43
51788
41.43
2
重蜡油
36.17
45212
36.17
3
脱沥青油
22.40
28000
22.40
合计
100
125000
100
二
产品
1
干气
4.50
5625
4.50
2
液化石油气
21.00
26250
21.00
含：
丙烯
6.78
8475
6.78
3
汽油
38.00
47500
38.00
4
轻柴油
22.00
27500
22.00
5
油浆
6.00
7500
6.00
6
焦炭
8.00
10000
8.00
7
损失
0.50
625
0.50
合计
100
125000
100
2、产品精制装置
（一）干气及液化石油气脱硫部分
表2-2-4
项目
kg/h
t/a
入
方
1、催化干气
9000
72000
2、加氢干气
965.4
7723.2
3、液化石油气
26250
210000
合计
36215.4
289723.2
出
方
1、干气
9475.3
75802.4
2、液化石油气
26125.7
209005.6
3、酸性气
571.1
4568.8
4、闪蒸烃
43.3
346.4
合计
36215.4
289723.2
（二）、液化石油气脱硫醇部分
表2-2-5
项目
kg/h
t/a
入
方
1、液化石油气
26125.7
209005.6
2、10%碱液
36.6
292.6
合计
26162.3
209298.2
出
方
1、液化石油气
26106.2
208849.7
2、碱渣
56.1
448.5
合计
26162.3
209298.2
注：
加入的空气以及排放的尾气，由于量较少均未计入物料平衡中。
3、气体分馏装置
表2-2-6
Kg/h
t/a
进料
液化石油气
26106.2
208849.7
产品
丙烯
7963.1
63704.8
丙烷
3179.5
25436
乙烷气
215.8
1726.4
碳四碳五
14747.8
117982.4
第三章工艺技术方案
第一节工艺技术方案选择
一、催化裂化装置
（一）工艺技术方案的选择
本次改造的主要目的是增加重油催化裂化装置液化石油气特别是丙烯的产率。
目前国内增产丙烯的催化裂化技术有石科院的ARGG、DCC、MGD和石油大学的催化汽油辅助提升管改质工艺等技术。
在催化裂化反应过程中，由许多因素影响丙烯的产率，如催化剂的类型、剂油比、反应温度、反应时间（剂油接触时间）、助剂和进料性质等。
而在催化裂化一系列反应当中，氢转移反应对产品中烯烃产率影响最大，影响丙烯产率的很多因素都与氢转移反应有关。
1、催化剂
由于氢转移反应是双分子反应，因此催化剂所含沸石的酸性中心密度越高，氢转移反应越严重。
另外，除了一次裂化反应外，较多的低碳烯烃来自汽油馏分（特别是C7~C9）的二次裂化。
因此多产丙烯的催化剂必须具有以下主要特征：
（1）较强的一次裂化反应能力；
（2）适当的二次裂化反应深度；（3）适当的氢转移活性。
2、进料性质
从氢平衡的角度看，氢含量越高的进料生产丙烯的潜力越大。
进料的类型也是影响丙烯产率的重要因素，石蜡基原料更适宜多产丙烯。
3、反应时间
延长反应时间，可以增加烃类（特别是汽油馏分）的二次裂化，丙烯产率提高；缩短反应时间，可以减少氢转移反应，使已经产生的丙烯尽可能多地保留。
在保证足够长的催化反应时间的前提下，尽可能缩短非催化反应时间，比如提升管后的油气停留时间。
4、反应温度和剂油比
随着反应温度的升高，可以提高反应深度，提高转化率，丙烯产率相应上升。
提高剂油比可以增加活性中心数量，加强催化裂化反应。
因此多产丙烯的催化裂化工艺多采用高温和大剂油比的操作条件。
5、此外使用助剂也可以有效的提高丙烯的产率。
本次在局部改造的前提下，为减少改造工程量，选择采用多产丙烯催化剂的工艺方案，增产液化气和丙烯。
（二）反再工艺技术特点
吸收国内外同类生产装置积累的实用有效的操作经验，并结合本装置实际情况，在提升管反应系统设计中进行了改进及完善。
1、优化反应操作条件，实现长反应时间、高温、大剂油比，强化反应过程，提高反应深度。
2、采用高效雾化喷咀，改善雾化效果，提高轻质油收率，减少干气及焦炭产率。
3、设置予提升段，改善催化剂与原料接触前的流动状况，使催化剂与原料保持均匀接触，减少不必要的热裂化反应。
4、缩短粗旋的油气出口与沉降器单级旋分器入口的距离，减少沉降器内油气的过度热裂化反应、二次裂化反应以及氢转移反应。
（三）改造技术方案
1、反应再生部分
（1）更换提升管反应器，
为增产液化气和丙烯，除采用多产丙烯催化剂外，还需配合较长的反应时间、较大的剂油比和较高的反应温度以达到所需的反应深度。
为保证所需的反应时间和较合理的反应段线速，需更换内径较大的提升管反应器。
新设计的提升管反应器适当地增加了预提升段长度，使油气与催化剂接触前，催化剂有足够的距离形成活塞流的形式向上运动，在一定程度上改进了催化剂的流动状态，保证了催化剂和油气的均匀接触。
为增加生产的灵活性，更换的提升管反应器在原料油进料喷嘴前增设粗汽油回炼喷嘴。
（2）提升管出口快分改为两组粗旋。
将提升管出口三叶快分改为2组粗旋，粗旋升气管与更新后的4组单旋对口软联接。
为使油气与催化剂迅速分离，减少过裂化反应，在提升管出口设置效率高的粗旋风分离器，并将粗旋气体出口管延伸至沉降器旋风分离器入口处，实现粗旋升气管与单级旋风分离器的软联接，力求减少油气在反应后的停留时间，减少热裂化反应，从而有效的降低干气产率。
（2）沉降器单级旋分器由2组更换为4组。
2、塔类
（1）分馏塔。
由于液化气产率的大幅提高，反应油气中的轻组分增多，分馏塔的上部（轻柴油抽出以上）的分馏难度增加、负荷增加。
本次改造将分馏塔上部塔板（16层）更换为效率高、操作弹性大的新型塔盘，以满足分馏要求。
（2）解吸塔下部需更换效率高、操作弹性大的新型塔盘。
（3）稳定塔下部需更换效率高、操作弹性大的新型塔盘。
3、机泵类
（1）稳定塔进料泵更换为200AY75C，电机利旧。
（2）稳定汽油泵更换电机，型号为YB280S-2W。
（3）吸收塔底油泵更换叶轮。
二、产品精制装置
1、现有的液化石油气脱硫抽提塔（T3201）及液化石油气脱硫醇抽提塔（T3301）经核算后尚可满足改造后液化石油气处理量增加的要求，但需对其液体分布器进行改造。
2、再生塔（T3203）内JF复合浮阀开孔率扩大为6.7%。
3、更换再生塔顶冷凝器（E3203）、碱液加热器（E3301）及碱液冷却器（E3302）。
4、对干气及液化石油气脱硫部分和液化石油气脱硫醇部分的调节阀、流量孔板进行核算。
对部分调节阀及流量孔板进行更换。
5、对干气及液化石油气脱硫部分和液化石油气脱硫醇部分的安全阀进行核算。
对部分安全阀进行更换。
6、更换液化石油气进料泵（P3201A,B）。
7、根据改造后的处理量对部分管线进行改造。
三、气体分馏装置
气体分馏装置的工艺路线有常规流程和热泵流程两种，这两种工艺路线目前都已成功地应用于工业生产中。
本装置原来采用常规三塔流程，因此本项目改造仍采用在原常规流程的基础上进行改造。
由于装置扩能较大，装置处理能力由原来的12万吨/年扩能至21万吨/年，处理量增加了75%。
其中丙烯塔的负荷增加了将近100%，即使采用高效塔盘，现在丙烯塔的塔径所能达到的最大处理量也相当于装置最大进料量21万吨/年。
为了节省投资，同时考虑到催化装置的最大液化石油气产量为21万吨/年，因此本次扩能丙烯塔改造采用塔体利旧、塔盘改为高效塔盘的方案。
第二节工艺流程简述
一、重油催化裂化装置
（一）反应－再生部分
1、反应系统
来自罐区的三股原料（大庆减压渣油、重蜡油和脱沥青油）经原料混合器混合后送入原料油罐，经原料油泵加压后先同重石脑油换热，然后分成两路，分别同轻柴油和产品油浆换热，汇合后再同循环油浆换热，最后经混合器和回炼油混合进入提升管反应器，接触高温高活性的再生催化剂发生催化反应，反应后的油气携带着催化剂经提升管出口粗旋风分离器、沉降器单级旋风分离器分离后，油气从沉降器顶部送往分馏塔的下部。
从粗旋风分离器和单级旋风分离器料腿回收下来的催化剂，进入沉降器下部的汽提段，用蒸汽汽提其中夹带的油气。
2、再生系统
汽提后的待生催化剂经过待生立管、待生斜管和待生滑阀进入第一再生器进行不完全再生，在此烧去约80%的焦。
半再生催化剂通过空心塞阀用提升风提升
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