50万吨年延迟焦化工程.docx
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1、50万吨/年延迟焦化工程可行研究报告(带项目建议书)2005年6月第三章工厂组成3.1 厂内分生产区和办公区可根据有关规范和规定,按功能分工分区布置。3.2 单元划分表3-1单元表编号单元号单元名称备注1100总图运输1.1101总图布置1.2102厂区大门、守卫室、围墙、1.3103厂区道路1.4104雨水排除1.5105汽车衡2200生产装置2.1201焦化装置3300储运3.1301原料罐区和泵棚3.2302中间罐区和泵棚3.3303成品罐区和泵棚3.4304液化气罐区3.5305产品出厂第四章主要装置3.7307火炬4400供排水4.1401供水4.2402循环水4.3403污水处理5
2、500供热5.1501锅炉和水处理6600消防6.1601消防泵站及管网7700生产辅助设施7.1701化验室7.2702综合办公楼7.3703职工倒班食堂7.4704职工男女浴室7.5705仓库7.6706小车库4.1 原料及产品装置原料为外购的常减压装置生产减压渣油。主要产品有焦化汽油、 焦化柴油、焦化蜡油、液化气和焦炭(普焦),副产品为焦化干气。4.2 装置规模装置设计规模为50万吨/年。循环比为0.30.6 (再次范围内可调, 设计点为0.4),操作弹性:60110%,生焦周期24小时。年开工时间 8000小时。4.3 装置组成该装置由以下五部分构成:a、焦化部分;b、分储部分;c、富
3、气压缩及吸收稳定部分;d、吹汽放空部分;e、切焦水、冷焦水循环部分。4.4 装置位置及占地50万吨/年延迟焦化装置位于焦厂区的西侧,紧靠主要交通道路和储 焦场,占地面积为118x165=194700?4.5 节能措施优化分储塔取热,尽量多取高温热源,减少不易回收的低温热量;采用空气预热器,充分回收烟气余热,提高焦化加热炉热效率,降低 燃料消耗;甩油部分返回分储塔回炼,减少甩油冷却器的耗水量;顶循环油与燃料气换热,以回收低温热;适当延长小吹汽时间,缩短大吹汽时间,节省蒸汽耗量;冷焦水、切焦水完全回用,装置内产生的含油污水大部分作为冷焦水、 切焦水系统的补充水,以节省新鲜水的用量。4.6 主要设备
4、塔器9座冷换设备47台(其中空冷器12片)容器26台加热炉1座压缩机2台泵56台设计定员本装置总定员45人,其中管理人员4人,生产人员41人。4.7 装置的主要生产工艺及特点4.7.1 装置设计采用的工艺技术本装置的设计采用成熟可靠的一炉两塔生产普焦的延迟焦化工艺,该 工艺是以渣油为原料,在500高温下进行深度热裂化及缩合反应的热加 工过程。4.7.2 装置设计特点采用“一炉两塔”流程使装置处理能力达到50万吨/年。采用单面辐射加热炉及在线清焦和多点注汽技术,以延长焦化加热炉 的连续运行周期。在保证产品质量和收率的前提下,尽量从分储塔下部取热,有利于回 收高温位热量。设置蜡油汽提塔可将蜡油中的
5、柴油组分汽提出来,提高柴 油收率。分储塔脱过热段采用若干排鸭嘴型塔板,防止因液体流率太小而引起 塔板结焦或堵塞焦炭塔顶用急冷油,采用中段循环油有效地改善塔顶油气线的结焦情 况。装置内设富气压缩机,并采用吸收稳定流程,用汽油和柴油作循环吸 收剂回收C3+组份,增加汽油和液化气(LPG)收率。焦炭塔吹气、冷焦时排出的油气和废气,采用密闭放空回收系统回收 废油和废水,消除对环境的污染。采用程序控制水力除焦技术。水力除焦采用有井架方式,焦炭用汽车 运输出装置。为了减少工业用水和排出污水,把冷焦水和切焦水分成两个独立系 统,不互相影响。冷焦水、切焦水均循环使用。装置的自动控制采用集散控制系统(DCS)。
6、4.8 原料及主要产品性质4.8.1 原料性质焦化装置进料为减压渣油,原料主要规格详见表4-1。4.8.2 主要产品性质(1)干气和液化气的主要性质干气和液化气的主要性质见表4-2o(2)汽油、柴油和蜡油的主要性质汽油、柴油和蜡油的主要性质见表4-3。(3)焦炭性质挥发份m%12.7o硫含量m%1.53o灰分 m%3005康氏残炭,m%13.296灰份,m%0.0527酸值,mgKOH/g0.448硫含量,m%1.459氮含量,m%0.510胶质,m%28.411沥青质,m%4.412芳煌,m%45.013饱和烧,m%22.214Fe/Ni/Cu/V/Pb/Ca/Na/Mg,68.8/424/
7、0.45/52.1/0.09/224/29.3/4.5615储程 ASTMD86038910452.350538.870578.290673.4序号组分 mol%干气液化气1H219.92H2S4.721.53H2O0.23.74CH447.45C2H622.40.46C2H43.67C3H80.935.88C3H60.715.59I1C4H1016.610iC4Hio6.011C4H816.113c5+4.214其它0.18(1)0.215小计10010016分子量18.21547.789注(1):主要成分为CO2、CO、N、及。2。汽油柴油蜡油密度(20C) Kg/m3729856914储
8、程,初储点44.4149.8324.55%63.9199.5353.010%72.2222.3364.930%103.0255.2372.450%124.2289.1378.770%144.9323.2395.390%167.6355.3435.495%178.7363.4445.0干点189.9371.5483.0凝点,-1025硫含量, g/g0.731.081.23碱氮含量,m%0.631.28总氮含量,m%1.254.55澳价,gBr/100g残炭,m%0.03Ni/V, ppm项目质量标准方法一级合格品1A1B2A2B3A3B硫含量,m%不大于0.50.50.81.01.52.03.
9、0GB/T387挥发份,m%不大于121214171820SH/T0026灰分,m%不大于0.30.30.50.81.2SH/T0029水分量,m%不大于3SH/T0032真密度,g/cm32.082.13SH/T0033硅含量,m%不大于0.08SH/T0058钢含量,m%不大于0.015SH/T0058铁含量,m%不大于0.08SH/T00584.9 物料平衡表4-5装置物料平衡物料名称m%t/ht/d万t/a入方渣油10062. 50150050. 00合计10062. 50150050. 00出方干气4.62. 8869. 002.30液化气2.51.5637. 501.25汽油161
10、0. 00240. 008. 00柴油37(39)23. 13555. 0018. 50蜡油14.4(15.4)9. 00216. 007. 20甩油31.8845. 001.50焦炭2213. 75330. 0011.00损失0.50. 307. 500. 25合计10062. 501500. 050. 00循环比0.4设计点注:括号内数字为不外甩油情况4.10 工艺流程说明4.10.1 工艺流程简述原料油(减压渣油)用泵打入厂内,进入焦化装置内原料油缓冲罐 (D-20301) o原料油缓冲罐内的减压渣油由原料油泵(P-20301/1, 2)抽 出至E-20301/16、E-20302/1,
11、2、E-20303分别与柴油、蜡油、蜡油回流 换热至266后分两股进入分储塔(C-20302)下段的五层鸭舌板的上部和 下部,在此与焦炭塔(C-20301/1, 2)顶来的反应油气逆流接触,进行传 热和传质。原料油中蜡油以上微分与来自焦炭塔顶油气中被冷凝的镭分 (称循环油)一起流入塔底,在324温度下,用加热炉辐射进料泵 (P-20302/1, 2)抽出打入加热炉辐射段,在这里快速升温至500,然 后通过四通阀进入焦炭塔底。循环油和原料油中蜡油以上储分在焦炭塔内由于高温和长停留时间, 产生裂解和缩合等一系列复杂反应,生成的反应油气(包括富气、汽油、 柴油、蜡油)由焦炭塔顶进入分储塔,而焦炭则结
12、聚在焦炭塔内。从焦炭塔顶逸出的油气和水蒸汽气体混合物进入分储塔,在塔内与加 热炉对流段来的原料换热,冷凝出循环油储分,其余大量油气从换热段上 升进入蜡油集油箱以上的分镭段,在此进行传热和传质过程,分储出富气、 汽油、柴油和蜡油。焦化分储塔蜡油集油箱的蜡油回流(353)由蜡油回流泵(P-20307/1, 2)抽出,与渣油经渣油-蜡油回流换热器(E-20303)换热后至稳定塔底重 沸器(E-20308)、蜡油回流蒸汽发生器(ER-20302),换热至230后分 两路返塔。用蜡油回流取热作为灵活调整循环比的措施。蜡油从分储塔蜡油集油箱蜡油汽提塔(C-20303),经蒸汽汽提,气 相由汽提塔上部返回分
13、储塔,蜡油由蜡油泵从汽提塔下部抽出,经渣油一 蜡油换热器(E-20302/1, 2)和蜡油-除盐水换热器换热至160后经蜡油第一章 总论错误!未定义书签。1.1 编制依据错误!未定义书签。1.2 编制原则错误!未定义书签。1.3 项目背景错误!未定义书签。1.4 项目研究范围错误!未定义书签。1.5 研究结果错误!未定义书签。1.6 评价结论错误!未定义书签。第二章 市场预测与建设规模错误!未定义书签。2.1 产品与市场需求错误!未定义书签。2.2 建厂规模错误!未定义书签。第三章 工厂组成错误!未定义书签。3.1 厂内分生产区和办公区错误!未定义书签。3.2 单元划分错误!未定义书签。第四章
14、 主要装置错误!未定义书签。4.1 原料及产品错误!未定义书签。4.2 装置规模错误!未定义书签。4.3 装置组成错误!未定义书签。4.4 装置位置及占地错误!未定义书签。4.5 节能措施错误!未定义书签。4.6 主要设备错误!未定义书签。4.7 设计定员错误!未定义书签。4.8 装置的主要生产工艺及特点错误!未定义书签。4.9 原料及主要产品性质错误!未定义书签。4.10 物料平衡错误!未定义书签。4.11 工艺流程说明错误!未定义书签。4.12 主要设备选择错误!未定义书签。4.13 设备防腐措施错误!未定义书签。4.14 自动控制错误!未定义书签。冷却器(E-20312/1, 2)冷却至
15、95c出装置。中段回流由中段循环油泵 (P-20307/1, 2)从分储塔的第16层塔盘抽出,经中循蒸汽发生器 (ER-20301)发生蒸汽后,温度降至220c分两路,一路返塔第14层塔盘 作回流;另一路做焦炭塔顶急冷油。柴油从分储塔柴油集油箱由柴油泵(P-20311/1,2)抽出,热回流返塔,其 余经渣油-柴油换热器(E-20301/16)后分两路,一路返塔做冷回流,另一路 经富吸收柴油-柴油换热器(E-20310/1,2)、柴油空冷器(EC-20303/1,2) 换热冷却至50后分成两股,一股出装置至加氢装置;另一股经吸收柴油 冷却器(E-20314)冷却至40进入再吸收塔(C-20306
16、)作吸收剂,富吸 收柴油自再吸收塔底经富吸收柴油-柴油换热器(E-20310/1,2)返回分储塔。分储塔顶循环回流油从分储塔顶循油集油箱由分馈塔顶循环油泵 (P-20308/1,2)抽出,热回流返塔,其余经顶循油-燃料气换热器(E-20307)、 顶循油空冷器(EC-20302/1, 2)换热冷却后至60,返回塔顶第1层塔 盘。分储塔顶油气经分储塔顶空冷器(EC-20301/1, 2)和分储塔顶油气后 冷器(E-20313/1, 2)冷却后进入分储塔顶油气分离罐(D-20302)分离。 分储塔顶油气分离罐顶的富气经富气压缩机(K-20301/1, 2)加压后经焦 化富气空冷器(EC-20305
17、)、饱和吸收油冷却器(E-20315/1, 2)冷却后 进入焦化富气分液罐。分镭塔塔顶含硫污水经含硫污水泵(P-20316/1, 2) 一部分回注塔顶油气线,一部分注入焦化富气空冷器入口管线,二次利用。分储塔顶油气分离罐分离出的汽油由汽油泵(P-20310/1, 2)抽出, 去吸收稳定部分的吸收塔(C-20304)吸收焦化富气分液罐来的富气中的 轻燃组分。吸收塔塔顶气相至再吸收塔(C-20306)经柴油再吸收其中汽 油组分后作为干气出装置。吸收塔底的饱和吸收油经冷却后进入焦化富气 分液罐,冷凝液凝缩油经脱吸塔进料泵(P-20320/1, 2)升压送经脱吸塔 进料加热器(E-20319)至脱吸塔
18、(C-20305)以脱除其C2组分。脱吸塔 底油由稳定塔进料泵(P-20322/1,2)抽出,经稳定塔进料加热器(E-20318) 加热至195c进稳定塔(C-20307);稳定塔塔顶气相经稳定塔顶冷凝器 (E-20320/1, 2)冷却至40进入稳定塔顶回流罐(D-20304),分离出 的气相作为干气出装置,液化石油气由液化气泵(P-20324/1, 2)抽出分 两路,一路出装置,一路返塔做冷回流。稳定塔底油经换热降温冷却至40 分两路,一路为稳定汽油出装置至加氢装置,一路进吸收剂补充泵 (P-20323/1, 2),作为补充吸收剂返回吸收塔(C-20304)。为了防止分储塔底部结焦,分储塔
19、底设分储塔底循环泵(P-20305)。焦炭塔吹汽、冷焦时产生的大量蒸汽及少量油气进入接触冷却塔 (C-20308),塔底污油经接触冷却塔底污油泵(P-20317)送至接触冷却 塔底油冷却槽(E-20322)冷却至80出装置;塔顶油气自接触冷却塔顶 空冷器(EC-20306/14)、接触冷却塔顶冷却器(E-20321/1, 2)冷却后 进入接触冷却塔顶油水分离器(D-20306),罐底污油经接触冷却塔顶轻 污油泵(P-20318)送出装置,含硫油污水经接触冷却塔顶污水泵(P-20319) 送至装置外污水处理场。不凝气进入瓦斯系统去火炬烧掉。聚结在焦炭塔内的焦炭采用有井架双钻具方式切焦。切焦水用高
20、压水 泵(P-20315/1,2)抽取高位水箱(D-20315)的水,打到焦炭塔顶,进行 水力除焦。焦炭和水同流入贮焦池,经分离后切焦水流入沉淀池重新利用。冷焦水系统的工艺流程简述详见给排水专业的有关设计文件。装置内还设有燃料油、封油、新鲜水、燃料气、软化水、脱氧水、安 全阀放空等辅助系统。工艺流程图见附图。表4-6主要操作条件表项目单位数据项目单位数据一原料油进装置崛循环油Kg/h28000渣油进装置温度150四蜡油汽提塔渣油进装置压力MPa(a)0.8蜡油汽提塔顶温度353渣油进装置流量Kg/h62500蜡油汽提塔底温度339二焦炭塔部分蜡油汽提懒作压 力MPa(a)0.25焦炭塔入口温度
21、485495五吸收稳定部分焦炭塔出口温度415430吸收塔塔顶四49焦炭塔压力MPa(a)吸收塔塔底班45三焦化分馈塔部分吸收塔操作压力MPa(a)1.2焦化分储塔塔顶 温度106脱吸塔塔顶温度51焦化分储塔塔底 温度324脱吸塔塔底温度151焦化分馆塔蒸发段 温度393脱吸塔操作压力MPa(a)1.35焦化分镭塔塔顶 压力MPa(a)0.23再吸收塔塔顶温度44焦化分馆塔塔底 压力MPa(a)0.28再吸收塔塔底温度51顶循抽出/返回温度140/60再吸收塔操作压力MPa1.1顶循流量Kg/h47529稳定塔塔顶温度62柴油抽出/返回温度236/170稳定塔塔底温度208柴油抽出/返回流量K
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