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1、荆州泛亚石化5万吨年C9加氢工程项目立项申请报告 目 次1 总论111 项目及建设单位基本情况112 编制依据及原则213 研究范围及编制分工214 项目背景及建设理由315 主要研究结论42 市场分析921 C9分离和石油树脂的发展情况922 C9加氢产品溶剂油的发展情况113 建设规模及产品方案1131 建设规模1132 产品方案1133 产品及副产品性质114 工艺技术及设备方案1241 工艺技术选择1242 工艺流程及消耗定额1443 工艺设备技术方案2344 工艺装置三废排放4245 占地面积及定员435 原料和辅助材料4451 原料4452 辅助材料466 自动控制4961 概述4
2、962 装置控制总体水平4963 选型原则4964 仪表选型5065 控制室5166 动力供应5167 仪表供风5168 仪表安全防护设施5169 仪表接地51610 主要仪表设备清单51611 采用标准规范52612 储运系统自动控制方案52613 采用标准规范537 建设地址条件和地址选择5371 自然地理概况5372 地址选择558 总图运输储运外管网放空系统及土建5681 总图运输5682 储运6183 外管网6784 放空系统6785 土建689 公用工程及辅助生产设施7591 给排水7592 供电8193 电信8594 供热及供水8795 供风供氮8996 采暖通风及空气调节919
3、7 维修9498 分析化验9410 节能98101 概述98102 能耗指标及分析99103 节能措施100104 设计采用的规范标准10111 环境保护101111 执行的环境标准101112 项目建设和生产对环境的影响101113 环境保护措施方案104114 环境管理及监测10412 劳动安全卫生与消防105121 劳动安全保护105122 工业卫生措施方案107123 消防设施10813 项目实施计划11114 投资估算及资金筹措112141 投资估算编制说明112142 投资估算编制依据112143 建设项目投入总投资构成112144 投资估算内容及估算方法113145 投资估算汇总
4、及分析114146 资金筹措及资金使用计划11415 财务评价115151 财务评价依据115152 成本费用估算115153 销售收入销售税金及附加和增值税116154 利润和所得税117155 财务评价指标计算117156 不确定性分析118157 财务评价结论119 附表附表1 建设投资估算表附表2-1 直接成本计算表附表2-2 直接成本计算表附表3-1 总成本估算表附表3-2 总成本估算表附表4-1 销售收入计算表附表4-2 销售收入计算表附表5-1 损益表附表5-2 损益表附表6-1 现金流量表附表6-2 现金流量表附表7 敏感度分析表附表8 经济评价计算指标汇总表附表9 贷款偿还平
5、衡表 附图附图1 平面及绿化位置图附图2 1500Nm3h天然气蒸汽转化变压吸附制氢装置工艺流程图一附图3 1500Nm3h天然气蒸汽转化变压吸附制氢装置工艺流程图二附图4 1500Nm3h天然气蒸汽转化变压吸附制氢装置工艺流程图三附图5 1500Nm3h天然气蒸汽转化变压吸附制氢装置工艺流程图四附图6 C9加氢装置工艺流程图一附图7 C9加氢装置工艺流程图二附图8 C9加氢装置工艺流程图三附图9 C9加氢装置工艺流程图四附图10 C9加氢装置工艺流程图五附图11 C9加氢装置设备平面布置图 1 总论11 项目及建设单位基本情况111 项目基本情况1111 项目名称荆州泛亚石化5万吨年C9加氢
6、工程1112 项目建设性质本项目属于新建工程1113 项目建设地点本项目建设地点位于荆州经济开发区内112 建设单位基本情况1121 建设单位名称性质及负责人建设单位名称荆州市泛亚石油化工有限公司建设单位性质民营建设单位负责人朱世新1122 建设单位概况泛亚石油化工有限公司是2006年底由湖北宜昌等地股东发起成立落户湖北荆州经济开发区的股份制民营企业公司将致力于发展并形成以石油化工生产为主导集油品储运和石油化工产品销售的业务体系是一家多行业跨地区石油化工主业突出拥有完备销售网络的股份制企业泛亚石油化工有限公司现已在湖北荆州经济开发区征得工业用地310亩建设泛亚石油化工园区计划用5年时间完成整个
7、园区三期项目建设预计总投资52亿元人民币全部建设完成后可实现年销售20多亿元税收3亿元其中一期工程为5万吨年C9加氢工程预计投资14亿元主要产品为工业精萘混合二甲苯高沸点芳烃溶剂油等达产后可实现销售7亿元二期工程为3万吨年丁苯透明抗冲树脂工程预计投资2亿元达产后可实现销售48亿元三期工程为10万吨年C5分离树脂工程预计投资18亿元利用乙烯生产过程中的副产品C5作原料进行C5分离生产间戊二烯双环戊二烯及加C5石油树脂等市场需求量较大的石化下游产品等达产后可实现销售9亿元泛亚石油化工有限公司全面贯彻落实科学发展观秉承诚信规则共赢的经营理念扩大经营拓展市场降本增效严谨投资的发展战略公司利润最大化的经
8、营宗旨外部市场化内部紧密化的经营机制规范严谨的经营准则未来将建设成为主业突出资产优良技术创新管理科学财务严谨具有较强国际竞争力的一流公司12 编制依据及原则121 编制依据1211 荆州泛亚石化5万吨年C9加氢工程可行性研究报告设计委托书1212 荆州市泛亚石油化工有限公司提供的中国科学院山西煤炭化学研究所乙烯裂解C9加氢工艺技术资料1213 中国石油天然气股份有限公司炼油化工建设项目可行性研究报告编制规定试用版2002年 北京122 编制原则1221 符合整体发展战略以企业价值提升为导向结构调整为主线优化资源配置贯彻低投入高产出实现效益最佳化的指导思想按照积极稳妥可靠实事求是的原则提高化工厂
9、的赢利能力抗风险能力和竞争能力1222 设计规模经济合理产品方案能满足产品竞争力和应变能力的要求1223 在装置工艺设计中应根据工艺过程的特点选用成熟可靠的新工艺新技术新设备新催化剂新溶剂采用有效的节能措施以减少工艺过程的用能及提高能量转换效率力求实现消耗定额低产品质量好运行安全可靠投资省建设快效益好1224 系统配套工程尽可能最大限度节省建设投资1225 重视环境保护力求选用无污染及少污染的先进技术和设备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环保安全消防和卫生均符合国家有关标准规范1226 设计采用可靠的安全消防技术措施严格执行国家和行业现行的有关安全消防法规1227 采用
10、集散控制系统DCS实现集中监视和先进过程控制协调操作参数提高工艺装置和系统工程的自动化水平及综合管理水平1228 合理确定引进设备范围尽量国产化以降低装置投资1229 工程设计要确保装置能够优质安全稳定长周期运行13 研究范围及编制分工本项目可行性研究范围为在荆州经济开发区泛亚化工园区内新建5万吨年C9加氢装置1500Nm3h天然气蒸汽转化制氢装置及相应配套的公用工程辅助生产设施其工程主项及编制分工见表13表13 工程主项表序号主项单元号主 项单元名 称建 设 规 模编 制 单 位备 注101工艺生产装置11天然气制氢装置1500标立时成都赛普瑞兴公司12C9加氢装置5万吨年CPE抚顺分公司2
11、02公用辅助工程21循环水场CPE抚顺分公司22分析化验室中控室CPE抚顺分公司23配电所CPE抚顺分公司24事故储存池CPE抚顺分公司25污水池CPE抚顺分公司26水运码头CPE抚顺分公司27储运罐区CPE抚顺分公司28装卸车设施CPE抚顺分公司29地面火炬系统CPE抚顺分公司14 项目背景及建设理由141 项目背景 作为乙烯生产副产品的C9馏分是由裂解石脑油经切除C5馏分C6C8馏分后的剩余组分约占乙烯总产量的1020其中有相当部分的轻组分主要为芳烃目前我国乙烯装置的副产裂解重芳烃C9馏分大部分用作燃料少量用于石油树脂的生产经济效益不高C9馏分经过加氢可生产市场短缺的高芳溶剂油随着我国乙烯
12、生产能力的不断提高裂解C9的数量将不断增加C9加氢生产高芳溶剂油可产生巨大的社会效益和良好的经济效益142 建设理由 荆州泛亚石油化工有限公司在荆州经济开发区内征得工业用地310亩建设泛亚工业园它东立220kV周家岭变电站西抱二级民航沙市机场北枕荆州地方铁路货运站南嵌日供水25万吨的水厂和3000吨长江外运深水码头经黄金水道长江可通江达海连五洲207国道纵贯南北318国道和宜黄一级公路横跨东西客货运输直达全国100多个大中城市荆沙地方铁路与焦枝线接轨货运可通达全国交通十分便利泛亚工业园区的建设符合荆州经济开发区的总体发展规划开发区内基础设施齐全具有良好的外部有利条件泛亚石油化工有限公司有庞大的
13、C9原料供应网络有一定的C9产品客户群本项目的建设既能利用现有的C9资源生产高附加值的产品来获取经济效益又能满足下游客户对高品质原料的需求另外本项目利用高新技术对现有资源进行深加工其成功建设将成为泛亚石化有限公司的利润增长点增强企业的自我造血能力使其走上良性发展的轨道因此本项目的建设具有重要意义15 主要研究结论151 项目概况1511 装置规模及组成本项目设计规模为新建1500Nm3h天然气蒸汽转化变压吸附制氢装置5万吨年C9加氢装置及其配套公用设施年开工时数8000小时1512 工艺技术本装置工艺技术方案采用成都赛普瑞兴科技有限公司的天然气蒸汽转化变压吸附制氢工艺技术和中国科学院山西煤炭化
14、学研究所提供的乙烯裂解C9轻组分加氢工艺技术此技术具有以下特点a 工艺流程简捷操作灵活简便b 产品收率和质量高c 工艺适应性强对于原料和进料量的适当变化在设备所允许的操作弹性范围内装置仍可进行正常操作d 生产过程中工艺操作条件稳定有利于设备正常运行152 主要技术经济指标及评价指标5万吨年C9加氢项目及系统配套工程的主要技术经济指标及评价指标分别见表152-1和表152-2表152-1 5万吨年C9加氢项目主要技术经济指标表序号指 标 名 称单 位指 标备 注1设计规模及产品方案 1 设计规模104ta5 2 主要产品重油104ta08120溶剂油104ta01328混合二甲苯104ta055
15、92C9芳烃溶剂油104ta1992C10芳烃溶剂油104ta124重芳烃104ta03482消耗指标 1 原料a 制氢装置天然气104ta0428b 加氢装置裂解C9馏分油104ta5氢气104ta0072 2 主要辅助原料及催化剂a 制氢装置转化催化剂Z207m30675一次装入转化催化剂Z221m30675一次装入锰铁脱硫剂m312一次装入氧化锌脱硫剂m306一次装入耐热隋性瓷球m31一次装入磷酸三钠t015b 加氢装置一段催化剂t53一次装入二段催化剂t64一次装入120溶剂油t269每次耗量硫化剂t06556开工时使用活性瓷球6t225一次装入活性瓷球20t4175一次装入脱硫剂t9
16、4一次装入续表序号指 标 名 称单 位指 标备 注导热油t34一次装入 3 新鲜水th10间断 4 循环水104ta0672 5 脱盐水104ta2 6 除盐水104ta096 7 氮气Nm3h200间断 8 仪表空气104Nm3a256 9 压缩空气Nm3h200间断 10 燃料气h216 11 煤 h2000 12 电 kWhh1250蒸汽10MPaGth23装置占地面积m23854721 制氢装置m220002 加氢装置m275003 锅炉房设施及导热油炉m232684 控制室及分析化验室m27605 空压站及换热站 m24056 变电所m25407 循环水场m27568 污水处理站m2
17、21289 储运设施m219888210 消防区域m213024三废排放量 1 废气Nm3h4370烟气 2 废水th45 3 废渣废转化催化剂Z207t0812年1次废转化催化剂Z211t0812年1次废锰铁脱硫剂t1441年1次废氧化锌脱硫剂t0721年1次废耐热隋性瓷球t13年1次续表序号指 标 名 称单 位指 标备 注4废一段催化剂t531年1次废二段催化剂t642年1次废活性瓷球t64252年1次废脱硫剂t942年1次5定员人801 制氢装置人202 加氢装置人163 其它人446总能耗a 制氢装置MJNm3原料 或g标油 Nm3原料 051194b 加氢装置MJt原料 或kg标油t
18、原料 873742087工艺设备总台数台a 制氢装置台27 1 容器反应器塔容器台181512 2 换热器换热器空冷台4 3 工业炉台1 4 机泵压缩机泵台422b 加氢装置台 1 容器反应器塔容器台272520 2 换热器换热器空冷台30264 3 工业炉台2 4 机泵压缩机泵台48642表152-2 主要评价指标一览表序号项 目单 位指 标备 注1项目建设总资金11项目总投资104元1572312项目总建设投资104元1444913建设期利息104元34114 流动资金104元9332主要效益指标21年均销售收入104元3172722年均总成本费用104元2729123年均销售税金及附加1
19、04元146524年均利润总额104元2971税前25内部收益率251内部收益率所得税前2538252内部收益率所得税后218426财务净现值261财务净现值所得税前104元10707262财务净现值所得税后104元688027静态投资回收期含建设期1年271投资回收期所得税前年489272投资回收期所得税后年51428借款偿还期年470153 主要结论1531 原料落实本项目原料来源于扬子石化-巴斯夫有限公司的乙烯裂解C9馏分油氢气来源于拟建的制氢装置1532 产品方案合理 本装置主要产品是市场所需优质的混合二甲苯C9芳烃C10芳烃120芳烃溶剂油等1533 平面布置合理装置平面布置紧凑合理
20、公用工程和辅助配套系统尽可能减少占地以节省投资1534 工艺技术先进本装置采用了目前国内外已工业化成熟先进的C9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1535 环境保护本装置采用了先进的环境友好工艺对废气废水废渣和噪声采取了有效的控制和处理措施1536 劳动安全职业卫生本项目设计中严格执行有关标准规范针对生产过程中的各种危险因素采取有效的防护措施可以达到安全生产保障职工健康1537 投资及经济评价根据投资估算和经济评价本项目总投
21、资为15723万元其中建设投资14449万元项目建成后年均总成本27291万元所得税后利润为2192万元所得税后全部投资财务内部收益率2184投资回收期514年含建设期1年各项经济评价指标均好于行业基准值满足财务评价的要求综上所述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给企业带来较好的经济效益因此在工艺上和经济上均是可行的 2 市场分析21 C9分离和石油树脂的发展情况美国早在1930年开始了C9芳烃石油树脂的研究工作40年代美国Picco公司实现了C9芳烃石油树脂的工业化日本于1961年首先建成了一套4000 ta的C9芳烃石油树脂装置随着石油工业的发展石油树脂得到迅速发展其
22、生产技术日趋成熟并具有相当的生产规模近年来随着生产技术的不断改进和市场竞争新品种不断出现应用领域不断拓宽已发展成为多品种多牌号多用途的功能性合成树脂目前世界石油树脂的生产基本上被美国西欧日本等大公司垄断美国和日本是世界上最主要的C9石油树脂消费国约占世界总消费量的23估计目前全球石油树脂产量约27105ta主要厂商及能力见表21-1C9石油树脂原料供应商主要有美国的Lyondell公司 Exxon公司西欧的Rsm 公司和Dow公司表21-1 国外C9石油树脂生产状况公司生产能力103ta公司生产能力103ta美国Neville2722荷兰Hercules10美国Lawter1815德国VFT1
23、5美国Hercules2722日本三井石化20美国Exxon1815日本石化18美国Sunbelt907日本Tosoh18含C5C9共聚树脂美国Sartomer100日本东邦化学15含C5C9共聚树脂美国Resinall907美国其它公司454美国小计1233810001323美分kg日本小计71128美分kg法国Exxon5巴西136法国Cdf20韩国台湾454882992美分kg比利时Neville10荷兰Dsm10合计27028国外主要C9石油树脂产品有1常规C9石油树脂由裂解汽油中140210馏份聚合而成2脂肪族改性芳烃树脂为改进与EVA配伍性将C9芳烃树脂用C9馏份进行烷基化3加氢C
24、9石油树脂如Arakawa公司的Arkon树脂其中C9芳烃树脂被部分或全部加氢以控制其极性Hercules公司将其加氢的纯单体树脂称为RegalRez系列该公司也对脂肪族改性芳香族树脂进行加氢以便和Eastman公司的加氢树脂竞争4纯单体芳香族树脂它们是未加氢的水白色树脂可使用的单体有-甲基苯乙烯Amoco-18Amoco公司生产苯乙烯PiccolasticHercules公司生产-甲基苯乙烯与乙烯基甲苯PiccotexHercules公司生产苯乙烯-甲基苯乙烯KrystalexHercules公司生产苯乙烯-异丁烯VelsicolLawter公司生产未工业化苯乙烯-丙烯酸酯等5共聚石油树脂C
25、9馏份与某些C5浓缩物共聚它们比古马隆树脂或常规C9树脂具有更高的碘值且溶解性很好如Neville的Nevchem系列6二次聚合树脂采用AlCl3聚合熔点为102530市场上的商品如Picco AP-10NevilleNP-10等7焦油树脂目前我国比较大的C9石油树脂生产企业主要集中在北方生产能力达5000ta的有三家其余规模较小产品主要有深色和浅色两种C9原料主要来自乙烯装置的副产物如燕山石油化工公司大庆石油化工总厂兰州化学工业公司扬子石油化工公司齐鲁石油化工公司等详见表21-2表21-2 国内C9石油树脂生产状况厂家生产能力kta鞍山化工一厂5大庆石化总厂实业公司6吉林化学工业公司有机合成
26、厂4内蒙赤峰林东石化厂3江苏靖江树脂厂422 C9加氢产品溶剂油的发展情况世界每年消耗溶剂油产品2000万吨以上其中石油类溶剂油占一半我国石油类溶剂油年产量约200万吨其潜在市场是很大的目前炼油行业内其他企业对溶剂油时常也相当重视纷纷推出新品如九江石油化工总厂研制出160脱芳溶剂油是生产香烟过滤嘴丙纶丝胶粘剂的主要原料之一还可作为精细化工产品的溶剂毛纺行业的羊毛脱脂剂及电路清洗剂等茂明石油化工公司众和化塑有限公司和青岛石大卓越公司都瞄准市场分别开发出多种牌号环保型溶剂油备受客户青睐产品供不应求环保溶剂油每年仅在广东的需求量就达11万吨市场前景广阔3 建设规模及产品方案31 建设规模本项目C9加
27、氢装置设计规模为5万吨年天然气蒸汽转化变压吸附制氢装置设计规模为1500Nm3h开工时数8000小时32 产品方案本项目产品为混合二甲苯120溶剂油C9芳烃溶剂油C10芳烃溶剂油33 产品及副产品性质331 C9产品性质C9原料经过两段法加氢后生产的产品质量指标见表331表331 产品质量指标项目要求数值双烯值g I2100g2马来酸酐和双烯值的测定方法UOP-326-58胶质mg100ml8车用汽油和航空燃料实际胶质测定方法GB8019-87溴价石油产品溴值测定法SHT0236-92硫含量芳烃损失 2溶剂油芳香烃含量测定法SHT0118-924 工艺技术及设备方案41 工艺技术选择411 制
28、氢工艺技术路线的选择在无廉价纯氢供应的条件下大量制取工业氢气以烃类的水蒸汽转化法最为成熟并获普遍应用目前国内外水蒸汽转化法制氢按粗氢气提纯方式的不同主要有常规法和变压吸附法两类常规法是将中温变换后的转化气再经低温变换然后采用化学吸收的方法除去其中的CO2最后进行甲烷化反应将残余的CO和CO2转化成CH4生产出合格的工业氢气该法的流程和操作较PSA法复杂由于转化炉出口的甲烷在后续的变换脱碳和甲烷化工序中无法除去因而为提高工业氢气的纯度不得不降低转化炉出口的压力即使如此其产品氢气的纯度也只有96V左右产品压力约为13MPa但该法的氢气产率较高和PSA法相比在同样的产氢量下所耗原料较少国内近期已建成
29、的有锦西锦州等炼厂的2万Nm3h的制氢装置PSA法是将中变气冷却后直接引入PSA单元采用若干个吸附床用物理吸附的方法将氢气提纯到9999V以上产品氢气的压力一般为2133MPa中变气中的CH4COCO2和部分氢气作为尾气排出用作转化炉的燃料该法较常规法流程和设备简单操作方便但产氢率较常规法低原料消耗量相对较高PSA单元本身的操作弹性为30110故能适应需要有较大操作弹性的场合国内已建成的装置有大连西太平洋石化有限公司6万Nm3h天津石化公司炼油厂4万Nm3h齐鲁石化公司炼厂4万Nm3h的制氢装置以及引进的金山42万Nm3h扬子72万Nm3h的制氢装置等从以上的简单叙述可见常规法和PSA相比工序
30、多使用催化剂化学药剂种类多开停工复杂并增加了非正常停工的可能性且因为产品氢的纯度低增加了加氢装置的排放氢量同时由于产品氢压力低增加了新氢压缩机的功率但其原料的消耗则较少两种方法的综合能耗相近两种方案的选择目前主要是依据原料和燃料的差价本装置采用天然气作为制氢原料炼厂对PSA净化工艺有丰富的操作经验因此选择PSA制氢工艺 根据本厂的特点在工艺流程操作条件的选用上有以下几点考虑1 制氢装置压力的确定制氢装置的压力主要考虑以下几个因素a PSA的最佳化PSA入口压力过低会减少PSA单元可能的均压次数降低了氢气的收率并降低了吸附剂的吸附能力同时由于压力过低变压吸附罐的体积也会增大也不利于降低设备的投资
31、反过来过高的压力虽然能增加均压次数但过多的均压次数是以增加吸附罐的数量和控制阀组的数量为代价的同时过高的压力会使得吸附罐的壁厚加大从而投资增加并且氢气的回收率也不再增加国内炼厂尚无PSA系统操作压力超过35MPa的工业运行经验因而PSA最佳的入口压力应在2132kgcm2a之间b 转化炉出口压力制氢转化反应为体积增加的反应增加压力会增加转化炉出口残余甲烷的含量这部分甲烷又会带到PSA中增加其处理负担残余甲烷含量增高势必会在同样产氢量下增加原料的耗量增加氢气的成本同时增加的原料量又会增加装置的处理负荷增加能耗和设备尺寸所以转化出口的残余甲烷含量通常要求小于7在保证残余甲烷含量的前提下提高转化出口
32、压力只能同时提高转化出口温度这两者共同恶化了转化炉管的操作状况故需增加炉管及出口管系的壁厚或提高材质这些均大大增加了转化炉的成本所以通常转化炉管出口压力一般不超过350kgcm2gc 制氢装置的主要设备加氢脱硫和转化炉管的设计分别是按干基空速硫容干基空速和炭空速进行设计的提高压力不会减小这些设备的尺寸反过来由于压力的提高会增加制氢装置内设备的压力等级增加设备投资 根据上述原则本装置将加氢脱硫反应压力确定为34MPaa此方案可以使制氢造气和PSA操作均处于最合理的工作条件下使得装置的总投资和综合能耗最为合理2 发生蒸汽压力的确定制氢装置需要用蒸汽与原料进行转化反应这部分蒸汽与原料混合后经预热引入
33、转化炉管其压力必须高于混合预热段入口的压力设计为35MPaG装置自产的蒸汽主要用作工艺反应所需其压力满足上述条件即可本可研暂按35MPa设计剩余副产蒸汽降压进入10MPa管网412 加氢工艺技术路线的选择裂解C9馏分油轻组分中含有的不饱和组分主要有双烯烃脂肪族或环状的链烯基芳烃如苯乙烯及衍生物茚单烯烃另外含有一定量的杂质硫化物及氮化物这些物质不仅组成复杂同时使油品性质不稳定和对环境的污染必须通过加氢反应将其饱和或脱除才可作为生产高芳溶剂油的原料上述不饱和组分和杂质的脱除其加氢反应的工艺条件有很大差别脱硫反应的反应压力较高且温度一般选择在260320之间进行单烯烃在此工艺条件下可全部被加氢而饱和
34、但双烯烃和链烯基芳烃在该温度下将转化为胶质首先可能沉积在热交换器上逐渐造成流程堵塞同时沉积在催化剂床层上堵塞催化剂的孔道导致催化剂很快失活所以双烯烃和和链烯基芳烃的加氢反应必须在较低的温度80180进行才能有效地减少结胶现象因此该整个反应系统设置两个加氢工段C9裂解汽油一段选择性加氢在较缓和的工艺条件下进行选择性加氢脱除裂解C9馏分油轻组份中的双烯烃和容易聚合的链烯基芳烃茚等生产稳定的C9裂解汽油产品不但是非常好的高辛烷值汽油添加组分而且可以作为生产高芳烃溶剂油的原料C9裂解汽油二段选择性加氢在较高的温度和压力下可加氢脱除经一段反应后的单烯烃和硫生产优质高芳烃溶剂油整套裂解C9加氢工艺技术过程
35、属于以催化剂为核心的工艺技术应用具体涉及乙烯副产的裂解C9馏份脱胶质加氢脱双烯苯乙烯衍生物等烯烃加氢饱和及脱硫整个工艺流程将经过聚合后除去聚合物的混合裂解C9组分原料入脱胶质塔减压蒸馏脱出其中部分胶质同时切割出130190馏份然后将该馏份经过一段加氢催化剂脱除双烯和苯乙烯衍生物再经过二段加氢催化剂将单烯烃加氢饱和并脱硫然后进行蒸馏最终生产出优质高芳烃溶剂油42 工艺流程及消耗定额421 工艺流程说明4211 制氢装置工艺流程说明天然气与少量氢气混合后经蒸汽转化炉对流段的原料气预热器升温至380左右进入脱硫器在脱硫器中将原料气中的硫脱至01PPm以下脱硫后的原料气与工艺蒸汽35MPaA按H2OC
36、 34进行自动化值调节混合气预热器进一步预热到510以上从上集气总管及上猪尾管均匀地进入转化管中在催化剂层中甲烷与水蒸汽反应生成CO和H2甲烷转化所需热量由顶部烧咀燃烧燃料混合气提供转化气出转化炉的温度为850高温转化气进入废热锅炉的管程产生25MPaA的饱和蒸汽出废热锅炉的转化气温度降至230转化气再依次进入锅炉给水预热器转化气水冷器转化气水分离器将冷凝液分离出工艺冷凝液工艺气体送至变压吸附作为燃料的天然气与变压吸附的脱附气混合再根据转化炉出口气体温度的高低调节入燃料气预热器的燃料气量燃料气经过流量调节后进入顶部烧嘴燃烧向转化炉提供热量为回收烟气热量在转化炉对流段内设四组换热器由高温段至低温
37、段1混和原料预热器2原料气预热器3空气预热器由转化气分离器分离出来的含CO2H2等溶解气体的工艺冷凝液经过减压后送往污水处理站脱盐水经过脱盐水预热器后进入脱氧槽经过蒸汽脱氧后脱氧水进入锅炉给水预热器预热后进入烟道气废锅和转化气废锅副产蒸汽锅炉副产的蒸汽除了一部分作为自身利用之外还有部分输出可以根据工厂情况可以输出饱和蒸汽和过热蒸汽两种为使锅炉给水符合要求需加入少量的磷酸盐溶液和脱氧剂以改善炉水的结垢情况和腐蚀情况汽包需连续排出部分锅炉水以控制汽包内炉水的总溶固量变压吸附由8个吸附塔组成在任意时刻都有1台吸附塔处于吸附状态转化气中的甲烷二氧化碳和一氧化碳等组分被停留在吸附剂的表面氢气作为非吸附组
38、分从吸附塔的顶部收集得到送往界外被杂质组分饱和的吸附剂通过再生步骤从吸附剂上脱附出来通过收集后送往转化炉作为燃料吸附塔的再生步骤由一均降二均降顺放逆放冲洗二均升一均升和终升等10个步骤组成再生结束吸附塔又重新具备处理转化气并生产氢气的能力8个吸附塔轮流进行上述的步骤保证连续处理转化气同时连续生产氢气的目的 4212 C9加氢装置工艺流程说明a 脱胶塔单元重碳九原料自罐区原料罐来自进料泵P-101加压后进入裂解C9原料-脱胶质塔底换热器E-101壳程换热再进入裂解C9原料-二段加氢产物换热器E-102与换热器E-109来的二段反应后物料换热以一定气化率进入脱胶质塔T-101T-101为负压操作塔
39、釜油为重油由脱胶质塔底泵P-102升压经E-101换热冷却送出装置来自导热油系统的导热油通过脱胶质塔再沸器E-105为脱胶塔T-104塔釜提供热量T-101塔顶气相通过脱胶质塔冷却器E-103由循环水冷却后去回流罐D-101系统中不凝气和部分饱和油气再经后冷器E-104冷凝冷却尾气由真空泵P-109抽出保证塔顶压力8kPaAD-101中的物料由回流泵P-103抽出一部分作为T-101的回流另一部分去一段加氢进料缓冲罐D-102不合格物料经过不合格油冷却器E-114冷却返回原料罐b 一二段加氢精制单元脱除胶质后的重碳九在D-102中经过脱水网脱除游离水将大部分水凝结后由脱水包排除为防止氧气进入系
40、统作氮封处理一段加氢原料油经一段加氢进料泵P-104从D-102抽出增压后由调节阀控制流量与一段加氢产物循环泵P-105输送的循环物料混合经加氢进料过滤器过滤后进入一段加氢进料冷却器E-106冷却至75进入一段加氢反应器R-101由一段循环氢压机K-102来的氢气自反应器顶部进入经过催化剂床层进行加氢反应脱除双烯苯乙烯及其衍生物茚等然后进入反应器下部的分离器段分离器的底部液体物料一部分经二段加氢产物进料泵P-106进入二段加氢另一部分经一段加氢产物循环泵P-105与一段反应进料混合进料与循环料的比例为15循环氢自 R-101分离器段的上部经一段加氢气相冷却器冷却然后进入一段循环氢入口分液罐D-
41、107气液分离液相返回D-102气相进入压缩机K-102进入循环使用来自P-106的一段加氢反应产物与来自二段加氢产物循环泵P-107的循环物料混合进料与循环料的比例为14经一段加氢产物-二段加氢产物换热器E-109换热然后与经二段循环氢-二段加氢产物换热器E-108加热的循环氢混合二段循环氢来自二段循环氢压机K-103混合后进入二段加氢进料加热炉F-101加热到310气化进入二段加氢反应器R-102进行加氢反应在催化剂作用下油品中的单烯烃被加氢饱和氮硫氧原子的杂质被加氢去除变为小分子加氢反应产物依次通过E-108E-109E-102充分换热后进入二段加氢空冷器A-101冷凝冷却再经过二段加氢
42、冷却器E-110进一步冷却后进入高分罐D-104液相一部分由P-107抽出由调节阀控制流量后循环另一部分进入低分罐D-103继续气液分离D-104中的气相经二段循环氢脱硫罐D-103脱硫后至二段循环氢入口分液罐D-108D-103中的液相混合芳烃经脱轻塔进料泵P-108至混合芳烃-脱烷烃塔顶换热器E-206换热后进入分馏系统c 压缩机系统流程来自制氢装置的新氢进入新氢入口分液罐D-106然后经新氢压缩机K-101压缩至38MPa分为两路一路与一段循环氢混合至R-101另一路与二段循环氢混合至R-102来自R-101的循环氢经E-107冷却后进入D-107分液进入K-102将压力由28MPa提高
43、到34MPa与新氢混合后再循环至R-101来自R-102的循环氢经D-108分液后进入K-103将压力由295MPa提高到38MPa与新氢混合后再循环至R-102整个系统压力由K-101出口至D-106的返回流量来控制d分馏系统流程从加氢精制来的混合芳烃经P-106升压后至E-206换热进入脱轻塔T-201塔顶油气经脱轻塔顶空冷器A-201脱轻塔顶后冷器E-201冷凝冷却至40后进入脱轻塔回流罐D-201回流罐压力通过氮气控制回流罐液相经脱轻塔回流泵P-201升压后一部分作为T-201的回流另一部分作为120溶剂油产品出装置T-201塔底油经脱轻塔底泵P-202进入二甲苯塔T-202塔底热量由来自导热油系统的导热油经脱轻塔底再沸器E-203供给T-201塔底油经脱轻塔底泵P-202进入二甲苯塔T-202分馏塔顶油气经二甲苯塔顶空冷器A-202二甲苯塔顶后冷器E-202冷凝冷却至40后进入二甲苯塔顶回流罐D-202回流罐压力通过氮气控制回流罐液相经二甲苯塔回流泵P-203升压后一部分作为T-202的回流另一部分作为混合二甲苯产品出装置T-202塔底油经二甲苯塔底泵P-204进入脱烷烃塔T-203塔底热量由来自导热油系统的导热油经二甲苯塔底再沸器E-204供给T-202塔底油经二甲苯塔底泵P-204进入脱烷烃塔T-203分馏塔顶油