炼油厂催化裂化装置干气脱硫改造项目可行性研究报告.docx
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炼油厂催化裂化装置干气脱硫改造项目可行性研究报告
炼油厂催化裂化装置干气脱硫改造项目
可行性研究报告
附图1：
工艺原则流程图
附图2：
设备平面布置图
附图3：
设备竖面布置图
1总论
1.1项目及建设单位基本情况
1.1.1项目基本情况
1.1.1.1项目名称
某某公司炼油厂催化裂化装置干气脱硫改造。
1.1.1.2项目建设性质
本项目为扩能改造项目，对公司炼油厂催化装置现有10万吨/年干气脱硫进行改造，正常生产归公司炼油厂管理。
1.1.1.3项目建设地点
某某公司炼油厂。
1.1.2建设单位基本情况
1.1.2.1建设单位名称、性质及负责人
建设单位全称：
某某公司
企业性质：
股份制企业
建设单位负责人：
1.1.2.2建设单位概况
公司炼油厂始建于1970年，经过多年发展改造，目前原油一次加工能力700万吨/年，现运行装置15套，其中炼油装置14套，污水处理装置1套，还有相应配套的四个循环水场，一个净水场、两套总变电、锅炉等公用工程设施和油品的贮运和装卸栈台等辅助设施。
可以生产汽油，柴油，溶剂油，苯类，丙烷，液态烃等石油化工产品，同时提供生产乙烯、丙烯、酸脂、聚丙烯、MTBE等化工装置的原料。
公司炼油厂位于吉林省xx市东部，占地约130公顷。
公司炼油厂“十五”末期生产装置一览表
序号
装置名称
加工能力
×104t/a
投产时间
改造时间
1
一套常减压蒸馏装置
380
1977
2
二套常减压蒸馏装置
320
1990
1996
3
一套催化裂化装置
140
1977
2002
4
二套催化裂化装置
70
1990
1997
5
加氢裂化装置
60
1996
2004
6
延迟焦化装置
100
2003
7
汽油加氢精制装置
20
1989
2003
8
干气/液化气脱硫装置
25/17
2002
9
汽油脱硫醇装置
90
1990
10
酸性水汽提装置
60
2003
2004
11
柴油加氢精制装置
120
2003
2004
12
气体分馏装置
25
1986
2002
13
硫磺回收联合装置
1.14
2003
2004
14
芳烃联合装置
40
1996
15
污水处理装置
1310t/h
1976
1996
1.2编制依据及原则
1.2.1编制依据
1.2.1.1公司规划发展部关于编制《炼油厂催化裂化装置干气脱硫改造》可行性研究报告委托书。
1.2.1.2公司炼油厂技术科提供的设计基础资料及公用工程基础数据资料。
1.2.1.3某某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》。
1.2.2编制原则
1.2.2.1充分依托公司炼油厂催化装置现有的公用工程及辅助配套设施。
1.2.2.2采用国内现有先进、可靠的技术，保证本工程实施后装置生产运行达到“安、稳、长、满、优”，产品质量优良，各项技术经济指标达到同行业一流水平，干气脱后总硫含量满足后续装置生产和民用燃料的要求。
1.2.2.3装置布置满足现行国家规范要求，在满足总图布置要求的前提下，力求符合工艺流程的要求并方便操作和维修。
1.2.2.4项目实施执行国家相关的法律和规范，注重环保措施的“三同时”。
确保项目投产后符合职业安全卫生的要求，使企业在获得经济效益的同时产生良好的社会效益。
1.3研究范围及编制分工
1.3.1研究范围
本可行性研究报告对炼油厂催化裂化装置干气脱硫改造项目的建设规模、工艺技术及设备方案、原材料供应、自动控制、厂址方案、辅助生产设施、消防、环境保护、职业安全卫生、投资估算进行了分析和研究。
由于本装置产品不直接作为商品出厂，因此不包括产品市场与价格预测、财务评价、预期目标及风险等内容的分析和研究。
1.3.2编制分工
本可行性研究报告由某某华东勘察设计研究院xx分院负责编制。
1.4项目背景及建设理由
1.4.1催化裂化干气脱硫装置概况
公司炼油厂催化裂化干气脱硫装置于1989年建成投产，原设计加工能力5万吨/年（加工一催化装置的干气，实际设计能力考虑了加工60万吨/年重油催化装置建成投产后的干气，干气中硫化氢含量为10000ppm），采用湿法醇胺脱硫工艺，以甲基二乙醇胺（MDEA）为溶剂。
装置工艺流程：
催化裂化装置及重油催化裂化装置供给的干气以及气柜压缩机回收的干气汇合之后，经原料干气分液罐分液后，进入干气脱硫塔一层塔板下，与从上部流下的贫液逆向接触，干气中的硫化氢和二氧化碳被吸收。
净化干气从塔顶逸出，经净化干气分液罐分液后，并入高压瓦斯管网；凝液靠自压流入干气吸收塔底部。
装置所需的溶剂-贫液（甲基二乙醇胺溶液）由硫磺回收车间溶剂再生装置统一提供；装置产生的含有H2S的溶剂-富液送到溶剂再生装置进行再生，溶剂循环使用。
1.4.2项目建设理由
催化裂化装置干气脱硫目前具有处理10万吨/年干气的能力，但随近年来两套催化裂化装置的改造、原料性质的变化，公用工程系统的变化，干气脱硫系统实际能力已不能满足需要；
主要因素如下：
（1）实际干气产量增加
两套催化裂化装置原料重质化：
1996年，重油催化装置加工能力由60万吨/年增加到70万吨/年，处理量增加，并且原料性质变重，干气产量增加；2002年一催化装置进行了原料重质化改造，加工能力从100万吨/年提高到140万吨/年，并且原料性质变重，干气产量增加。
2001年，实施了气柜瓦斯回收项目，增加瓦斯压缩机，将气柜中的低压瓦斯经过压缩后并入高压瓦斯管网，降低加工损失及能耗。
由于气柜瓦斯硫化氢含量较高，需要进行脱硫处理，因此将气柜回收的低压瓦斯（1500Nm3/h）并入二催化干气至脱硫的管线，一并进入脱硫装置处理。
增加了干气脱硫的负荷。
（2）原料干气中硫化氢含量增加
2002年以来，工厂开始较大比例掺炼俄罗斯原油，原料中硫含量增加，以及两套催化裂化装置加工方案变化（采用降烯烃操作方案，反应活性较高），两套催化裂化装置干气中的硫化氢含量增加，由未掺炼俄罗斯原油时的10000ppm左右提高到掺炼俄罗斯原油后的20000ppm左右。
造成干气入脱硫装置前硫化氢含量增加，使干气脱硫的实际负荷增加。
（3）运行时间长，设备老化，设备腐蚀加剧
炼油厂催化干气脱硫装置于1989年建成投产，至今已运行近20年，部分设备老化，并且装置长期在硫化氢条件下操作运行，部分管线及调节阀已有腐蚀迹象，存在一些安全隐患问题。
比如：
由于脱硫系统设备及大部分管线、阀门、仪表调节阀腐蚀严重随时都可能发生泄漏事故，脱硫平台框架的腐蚀减薄及易发生坠落事故，对装置的安全平稳生产造成很大的威胁等。
另外，由于装置运行时间较长，而且腐蚀现象严重，造成部分仪表损坏失灵，影响正常使用。
玻璃板液位计因年久腐蚀，也无法看清现场液位。
目前干气脱硫装置的负荷情况如下所示：
表1-1，目前干气脱硫系统的物料平衡：
装置
干气收率
干气产量，
万吨/年
备注
一催化装置
4．5%
6．30
二催化装置
4．8%
3．36
气柜瓦斯
1500Nm3/h
1.14
目前只回收老气柜瓦斯，运行一台压缩机
合计
10．8
由上表可以看出干气脱硫装置实际加工量已经超出设计能力。
由于干气脱硫塔初建设计能力仅为5万吨/年，能力余量较小，导致目前干气脱硫装置弹性小，特别是当两催化装置生产方案有调整，干气收率增加时，并且干气中硫化氢含量增加，干气脱硫无法适应需要，经常出现干气脱硫后质量不合格的问题。
另外，如前所述，炼油厂计划将常减压装置的轻烃气相引入干气脱硫装置脱硫处理，加上新建30000立方米气柜项目投产后，需要进行脱硫的干气量增加，现有干气脱硫设施已远远不能满足干气脱硫负荷增加的需要。
干气脱硫后进入瓦斯管网，供全厂加热炉使用和附近居民民用，干气脱硫后硫含量超标，会造成干气对管网及加热炉设施的腐蚀加剧，造成安全隐患，并威胁居民用燃料气的安全。
另外，据统计，催化干气脱硫在2007年1-2月份干气脱后硫化氢含量不合格14次，最高710ppm，最低71ppm（干气中硫化氢含量控制指标为≯50ppm）。
因此，有必要对干气脱硫塔进行改造，提高其处理能力，提高干气脱硫系统的操作弹性，以保证干气质量合格，避免干气中硫化氢含量过高对管线系统的腐蚀。
1.5主要研究结论
1.5.1主要评价指标
项目的主要评价指标，见下表。
主要财务指标一览表，表1-2：
序号
项目
单位
数量
备注
1
建设规模
1.1
处理干气
万吨/年
15
2
项目投入总资金
万元
436.36
2.1
建设投资
万元
431.95
1.5.2研究结论
通过可行性研究分析认为：
为了满足公司炼油厂生产的干气需要进行脱硫处理的总量要求，并且保证脱后干气中H2S含量指标合格，必须对公司炼油厂催化裂化装置干气脱硫进行改造。
1.5.3存在问题
由于目前干气脱硫装置处理量为10.8万吨/年，装置扩能改造完成后的初期，装置加工负荷较低。
2建设规模、产品质量方案
2.1建设规模
本装置建设规模为：
加工处理干气15万吨/年
2.2原料中硫化氢含量
原料干气中硫化氢含量，见表2-1。
表2-1：
序号
项目
单位
指标
1
原料干气中H2S含量
ppm
18000～20000
2.3产品质量方案
经脱硫装置脱硫后的产品质量指标见表2-2。
表2-2：
序号
项目
单位
指标
1
净化干气中H2S含量
ppm
＜50
3工艺装置技术及设备方案
3.1工艺技术及设备方案选择
3.1.1原料来源
干气脱硫单元的原料干气来源于吉化炼油厂70万吨/年和140万吨/年两套重油催化裂化装置，气柜回收的瓦斯。
3.1.2国内外工艺技术路线的介绍
干气脱H2S，目前采用较多的工艺是湿法醇胺脱硫工艺即溶剂吸收法，脱硫溶剂采用N-甲基二乙醇胺（MDEA）溶液。
含H2S干气在吸收塔内与贫液（再生后的N-甲基二乙醇胺溶液）逆流接触，进行酸碱中和反应，溶剂吸收了干气中所含的H2S、CO2气体，使干气得到净化。
溶剂在再生塔内遇热进行逆向解吸反应，释放出H2S、CO2，使溶剂再生，再生溶剂循环使用。
该工艺过程主要化学反应是甲基二乙醇胺与H2S、CO2的化合反应及逆反应：
2MRN+H2S===（MR2NH）2S
（MR2NH）2S+H2S===2（MR2NH）HS
2MR2N+H2O+CO2===（MR2NH）2CO3
（MR2NH）2CO3+H2O+CO2===2（MR2NH）HCO3
式中M表示–CH3，R表示–C2H4OH
上述反应是可逆的。
溶剂在低温时（25～40℃）吸收H2S，高温时（＞105℃）解吸出H2S。
3.1.3设备方案对比及选择
本项目主要改造内容为新建1台干气脱硫塔，在满足工艺技术指标和处理量要求的前提下，塔体及内件形式可以有以下两种方案可供选择。
（1）采用板式塔，塔径2000mm，板间距600mm，20层单液流浮阀塔盘，塔盘采用ADV浮阀塔盘。
操作弹性50～120%。
塔内件设备投资较低。
（2）采用填料塔，塔径2000mm，分三段填料，每段填料高度3500mm，填料选用Φ50阶梯环散堆填料。
通过更换不同规格的分布器，该塔操作弹性可以极大拓宽。
塔内件设备投资比较板式塔高25万元左右。
根据以上两种方案的对比，考虑到装置改造完开工后实际处理量仅为约10万吨/年的情况，以及以后炼油厂需要进行脱硫的干气总量进一步增加的可能性，我们建议采用填料塔。
3.2工艺概述
3.2.1装置规模和年操作时数
本项目实施后，年操作时间为8000小时，装置规模为处理干气15万吨/年。
3.2.2产品
本装置产品为净化干气，送往炼油厂高压瓦斯管网，产品质量指标见表2-2。
3.2.3工艺流程简述
两套催化装置来的干气混合后先进入原料液化气聚结器G-3102，脱除凝缩油后的干气自塔底进入干气脱硫塔T-3101A，与自塔顶来的乙醇胺贫液逆向接触，脱除干气中的H2S。
净化干气自T-3101A顶出来后进入净化干气聚结器G-3103，分离出乙醇胺溶液的净化干气并入工厂高压瓦斯管网。
从溶剂再生装置来的乙醇胺贫液自塔顶进入干气脱硫塔T-3101A，吸收完干气中H2S的富液自T-3101A底流出，自流进入作为富液收集罐使用的T-3103，经P-3101/A、B抽出升压后送往溶剂再生装置再生处理循环使用。
3.2.4改造内容
1）新增干气脱硫塔T-3101A（Φ2000×19000×10）一座，塔内件采用Φ50阶梯环散堆填料，填料分三段，每段高度3.5米。
2）新增原料干气聚结器1台，G-3102。
3）新增净化干气聚结器1台，G-3103。
3.2.5装置物料平衡
装置物料平衡，表3-1：
t/h
t/a
%
装置进料：
原料干气
18.75
150000
100
装置出料：
净化干气
18.45
147600
98.4
H2S（含在富液中）
0.3
2400
1.6
溶剂循环量：
50
400000
3.2.6主要操作参数
干气脱硫塔塔顶温度℃40
干气脱硫塔顶压力MPa（G）0.6
贫液入塔温度℃40
甲基二乙醇胺溶液浓度（m%）25-30
3.2.7消耗定额
消耗定额，表3-2：
序
号
项目
小时耗量
年消耗量
耗能指标
总能耗
单位
数量
单位
数量
单位
数量
×104
1
电
kwh
131.2
kwh/a
1049600
MJ/h
472.3
377.84
合计
MJ/h
472.3
377.84
3.3工艺设备
3.3.1设备总体概况
静止设备汇总，表3-3：
序号
设备类型
金属重
台（套）数
材质
1
塔器
1
16MnR/304
2
聚结分离器
2
16MnR/304
转动设备汇总，表3-4：
序号
位号
设备名称
设备型号
轴功率
台数
备注
1
P-3101A.B
富液外送泵
100DAY-120×2
105
2
利旧
3.3.2主要非标设备选择
本项目涉及非标设备一台，即干气脱硫塔，设备壳体材质选用20R。
3.3.3设计遵循的主要标准与规范
GB150-1998《钢制压力容器》
JB/T4710-2005《钢制塔式容器》
GB/T8163-1999《输送流体用无缝钢管》
《压力容器安全技术监察规程》
JB/T4709-2000《钢制压力容器焊接规程》
GB/T985-1988《气焊手工电弧焊及气体保护焊焊缝坡口的基本形式与尺寸》
GB/T986-1988《埋弧焊焊缝坡口的基本形式和尺寸》
JB/T4730-2003《承压设备无损检测》
HG/T21514～20535-2005《钢制人孔和手孔》
JB/T4736-2002《补强圈》
HG20592～20614-97《钢制管法兰、垫片、紧固件》
3.4工艺装置“三废”排放
本装置产生废弃物主要为硫化氢气体，随着甲基二乙醇胺溶液送至溶剂再生单元和硫磺回收装置进行回收处理。
装置开、停工及事故时排放的烃类气体送火炬，排放的胺液经含硫污水管线进入污水处理车间统一处理。
3.5占地面积、建筑面积及定员
本项目是对干气脱硫装置进行扩能改造，不新占用土地，不新增加建筑面积，不新增加装置定员。
3.6消耗指标与能耗
装置消耗定额，表3-7：
序
号
项目
小时耗量
年消耗量
耗能指标
总能耗
单位
数量
单位
数量
单位
数量
×104
1
电
kwh
131.2
kwh/a
1049600
MJ/h
472.3
377.84
合计
MJ/h
472.3
377.84
3.7产品质量指标
产品质量指标，表3-8
序号
项目
单位
指标
1
净化干气中H2S含量
ppm
＜50
3.8检验分析项目
检验分析项目，表3-9：
序号
项目
分析周期
1
净化干气中H2S含量
1次/8小时
4原料、辅助原料供应
4.1干气原料供应
干气脱硫装置原料为来自于两套催化装置的干气及气柜回收的瓦斯，干气来源情况见表4-1。
干气来源情况，表4-1：
装置
装置负荷，万吨/年
干气收率，%
干气产量，万吨/年
一催化
140
4.5
6.3
二催化
70
4.8
3.36
气柜瓦斯
1500Nm3/h
1.14
合计
10.8
4.2辅助原料供应
4.2.1溶剂供应
干气脱硫装置所需的脱硫剂（25-30%甲基二乙醇胺溶液）约50吨/小时，来自于硫磺回收装置溶剂再生单元。
5自动控制
5.1概述
5.1.1研究范围
研究范围包括某某分公司炼油厂催化裂化装置干气脱硫改造项目所涉及的自动控制专业的所有的内容。
5.1.2研究依据
（1）某某公司关于编制《分公司炼油厂催化裂化装置干气脱硫改造项目》项目可行性研究报告的委托书。
6.1.2.2某某天然气股份有限公司2002年9月30日印发的《炼油化工建设项目可行性研究编制规定》。
6.1.2.3工艺专业提供的设计条件。
5.2控制系统及仪表选型
5.2.1装置对控制系统的要求
催化裂化装置现采用DCS系统实现装置的集中控制、管理，采用ESD系统实现装置的自保联锁，以保证生产过程平稳运行、安全生产、降低能耗，提高效率，提高产品质量和操作管理水平。
5.2.2选型原则
仪表及控制系统选型应技术先进、成熟可靠、性能优良、价格合理、服务及时、满足工艺装置的需求。
根据全厂防爆区域的划分，合理选用符合相应防爆等级要求的仪表，以确保装置及人员的安全。
根据区域特点及环境情况，合理选择耐介质腐蚀及耐一定环境腐蚀的仪表及仪表外壳，合理选择适合环境要求的仪表配管及安装材料。
5.2.3仪表选型
现场检测仪表选用符合工艺防爆等级要求的本安型或防爆型仪表，凡与腐蚀介质接触的测量元件一律选用耐腐蚀材质。
选用的现场仪表应满足现场环境条件要求，根据需要可采取加保护箱或保温箱等措施。
⑴就地压力检测仪表一般选用普通弹簧管压力表，并根据介质以及操作温度合理选用压力表的材质；远传压力指示检测仪表选用智能压力变送器。
⑵流量测量仪表主要采用法兰取压节流装置配用智能差压变送器的测量方式。
⑶就地液位指示选用玻璃板液位计，远传液位指示检测仪表选用电动浮筒液位变送器。
⑷执行机构主要选用气动簿膜调节阀配用电/气阀门定位器。
⑸为与原有仪表配套，安全栅选用隔离式安全栅。
⑹所有新增信号均引入原有DCS控制系统，新增DCS卡件选用与原有DCS系统配套的卡件。
5.3工艺装置自动控制方案
5.3.1主要控制方案
单回路控制：
T-3101A压力控制，25%乙醇胺溶液流量控制，T-3101A塔底液位控制。
5.3.2主要仪表和设备
5.3.2.1压力测量仪表
全不锈钢压力表2块
5.3.2.2液位测量仪表
玻璃板液位计L＝1400mmPN4.0MPa1台
5.3.2.3变送器
智能压力变送器1台
智能差压变送器1台
浮筒液位变送器L＝1500mmPN4.0MPa1台
5.3.2.4执行机构
气动薄膜单座调节阀
DN200PN4.01台
DN150PN4.01台
DN100PN4.01台
5.3.2.5节流装置
法兰取压标准孔板DN100PN2.51套
5.3.2.6DCS控制系统卡件
AI卡（16点）1块
AO卡（16点）1块
FTA卡2块
连接电缆2根
5.3.2.7其它
隔离式安全栅6台
电/气阀门定位器3台
仪表保温箱2台
5.3.2.8主要材料
本安计算机屏蔽电缆（2×1.5mm2）2100米
塑料软线（S=1.0mm2）100米
多股铜绞线S=25mm220米
镀锌焊接钢管DN20180米
镀锌焊接钢管DN1548米
不锈钢无缝钢管Φ14×2180米
仪表阀门27台
角钢∠50×50×512米
角钢∠40×40×424米
防爆挠性管6根
防爆穿线盒40个
紫铜管Φ6×112米
5.4控制室
不动改控制室。
5.5自动控制系统公用工程消耗
表5-1公用工程耗量表
序号
自控用户名称
名称
规
格
单
位
连续消耗量
间断用量
备注
每小时
每年
折连续小时平均量
小时/次
次/小时
1
蒸汽
kg
32
256000
2
净化风
0.5MPa
Nm3
4.5
36000
5.6设计中采用的主要标准及规范
（1）HG/T20505-2000《过程测量和控制仪表的功能标志及图形符号》
（2）SH/T3019-2003《石油化工仪表管道线路设计规范》
（3）SH3005-1999《石油化工自动化仪表选型设计规范》
（4）SH3081-2003《石油化工仪表接地设计规范》
（5）SH3082-2003《石油化工仪表供电设计规范》
（6）SH/T3104-2000《石油化工仪表安装设计规范》
（7）HG/T20510-2000《仪表供气设计规定》
（8）SH3126-2001《石油化工仪表及管道伴热和隔热设计规范》
6气象及水文地质条件
6.1气象条件
6.1.1气温
年平均气温4.5℃
极端最高气温36.6℃
极端最低气温-40.3℃
最热月（七月）平均气温22.9℃
最冷月（一月）平均气温-17.9℃
最热月（七月）平均最高气温27.9℃
最冷月（一月）平均最低气温-24.8℃
6.1.2气压
年平均气压99342pa
夏季平均气压98452pa
冬季平均气压100125pa
6.1.3湿度
年平均相对湿度70%
最热月（七月）平均相对湿度80%
最冷月（一月）平均相对湿度72%
6.1.4降水
年平均降水量668.4mm
日最大降水量119.3mm
时最大降水量59.9mm
6.1.5降雪
最大降雪深度460mm
基本雪压0.75kN/m2
6.1.6风向
主导风向西南
6.1.7风速
最大风速（离地面10米处）20m/s
年平均风速3.45m/s
6.1.8风压
设计基本风压（离地面10米处）0.45kN/m2
6.1.9日照
年日照时数2454.7h
6
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