【導讀】第一節(jié)生產過程中職業(yè)危害因素分析……………………附圖二:＃＃＃＃80萬噸/年重油催化項目“80萬噸/年蠟油加氫裝置工藝流程圖”;、成熟、經濟適用的工藝技術，使運行成本低廉；，盡可能控制設計標準，以節(jié)約工程造價；,關鍵設備考慮部分引進；立的進出口經營權。公司以發(fā)展海洋化工新興產業(yè)為主導，集科、工、貿為一體，先后被。目前,在石化領域公司擁有40萬噸/年、15萬噸/年延。量年均增長率為%，消費量的年均增長率卻為%，供求矛盾逐年惡化。國輕質油消費總量將達13110萬噸。隨著我國社會經濟飛速發(fā)展,石油資源已凸顯短缺，輕質油市場供應緊張。主要體現(xiàn)在蠟油產品沒有進行二次加工，僅作為終端產品出廠。價值偏低，這極大的影響?；镜慕洕б??；緞?chuàng)造更多的經濟效益。＃＃＃＃石化分公司經過幾年的發(fā)展，對重油綜合加

　　

【正文】 主風機提供，此時再生煙 氣經三級旋風分離器分離催化劑后由雙動滑閥及降壓孔板降壓后再進入余熱鍋爐。 開工用的催化劑由冷催化劑罐或熱催化劑罐用非凈化壓縮空氣輸送至再生器，正常補充催化劑可由催化劑小型加料線輸送至再生器。 CO 助燃劑由助燃劑加料斗、助燃劑罐用非凈化壓縮空氣經小型加料管線輸送至再生器。 三級旋風分離器回收的催化劑，由三旋催化劑儲罐用非凈化壓縮空氣間斷送至廢催化劑罐。 分餾部分 由沉降器來的反應油氣進入分餾塔底部，通過人字擋板與循環(huán)油漿逆流接觸，洗滌反應油氣中的催化劑并脫除過熱，使油氣呈“飽和狀態(tài)”進入分餾塔進行分餾。 分餾塔 頂油氣經分餾塔頂油氣 熱水換熱器換熱后，再經分餾塔頂油氣干式空冷器和分餾塔頂油氣冷凝冷卻器冷卻至 40℃，進入分餾塔頂油氣分離器進行氣、液、水三相分離。分離出的粗汽油經粗汽油泵分成兩路，一路作為吸收劑送入吸收塔；一路作為反應終止劑打入提升管上部。富氣進入氣壓機。含硫的酸性水由富氣水洗泵抽出，作為富氣洗滌水送至氣壓機出口管線和分餾塔頂管線。 輕柴油自分餾塔抽出自流至輕柴油汽提塔，汽提后的輕柴油由輕柴油泵抽出，經原料油 — 輕柴換熱器、輕柴油 富吸收油換熱器、輕柴油 熱水換熱器及輕柴油空冷器冷卻至60℃后，一路作為產 品直接出裝置，另一路經貧吸收油冷卻器冷卻至 40℃送到再吸收塔作吸收劑。 回煉油自分餾塔自流至回煉油罐，經二中及回煉油泵升壓后一路與原料油混合進入提升管反應器，另一路返回分餾塔，第三路作為二中段循環(huán)回流。 分餾塔多余熱量分別由頂循環(huán)回流、一中段循環(huán)回流、二中段循環(huán)回流及油漿循環(huán)回流取走。 頂循環(huán)回流自分餾塔第四層塔盤抽出，用頂循環(huán)油泵升壓，經原料油 頂循環(huán)油換熱器、頂循環(huán)油 熱水換熱器溫度降至 90℃返回分餾塔第一層。 一中段回流油自分餾塔第二十一層抽出，用一中循環(huán)油泵升壓， 經穩(wěn)定塔底重沸器、一中段回流油 原 料油換熱器、一中段回流油 熱水換熱器換熱，將溫度降至 200℃返回分ASEC 80萬噸 /年重油催化項目可行性研究報告 ３２ 餾塔十八層。 二中段油自分餾塔第三十三層與回煉油一同抽出，經二中及回煉油泵升壓，分餾二中段循環(huán)油經蒸汽發(fā)生器發(fā)生 級飽和蒸汽，溫度降至 280℃返回分餾塔第三十層。 油漿自分餾塔底由循環(huán)油漿泵抽出后分為兩路，一路作為回煉油漿直接送至提升管反應器；另一路經油漿 原料油換熱器、循環(huán)油漿蒸汽發(fā)生器發(fā)生 級飽和蒸汽將溫度降至 280℃后再分為兩路，大部分作為上下返塔至分餾塔，小部分經產品油漿冷卻器冷卻至 90℃，作為產品油漿送出裝置。 為防止油漿系統(tǒng)設備及管道結垢，設置油漿阻垢劑加注系統(tǒng)。桶裝阻垢劑先經化學藥劑吸入泵打進化學藥劑罐，然后由化學藥劑注入泵連續(xù)注入循環(huán)油漿泵入口管線。 吸收穩(wěn)定部分 富氣進入氣壓機一段進行壓縮， 然后由氣壓機中間冷卻器冷至 40℃，進入氣壓機中間分離器進行氣、液分離。分離出的富氣再進入氣壓機二段。二段出口壓力 (絕 )為 。氣壓機二段出口富氣與解吸塔頂氣及富氣洗滌水匯合后，先經壓縮富氣干式空冷器冷凝冷卻，再與吸收塔底油混合進入壓縮富氣冷卻器進一步冷至 40℃后 ,進入氣壓機出口油氣分離器進行氣、液、水三相分離。 經分離后的氣體進入吸收塔進行吸收，作為吸收介質的粗汽油及穩(wěn)定汽油分別自第六層及第一層進入吸收塔，吸收過程放出的熱量由兩個中段回流取走。其中一中回流自第八層塔盤流入吸收塔一中回流泵 ,由泵升壓后經吸收塔一中回流油冷卻器冷至 38℃返回吸收塔第九層塔盤；二中回流自第二十八層塔盤抽出，由吸收塔二中回流泵打至吸收塔二中段回流油冷卻器冷至 38℃返回吸收塔第二十九層塔盤。 經吸收后的貧氣送至再吸收塔，用輕柴油作吸收劑進一步吸收后，干氣分為兩路，一路至提升管反應器作預提升介質，一路至產品精制脫硫，作為工廠燃料氣。 凝縮油由 解吸塔進料泵從氣壓機出口油氣分離器抽出分為兩路：一路經解吸塔進料換熱器加熱進入解吸塔第十層，另一路直接進入解吸塔頂部，由解吸塔底重沸器提供熱源，以解吸出凝縮油中≤Ｃ 2組分。解吸塔重沸器由 蒸汽加熱。脫乙烷汽油由解吸塔底抽出，經穩(wěn)定塔進料泵升壓后再經穩(wěn)定塔進料換熱器與穩(wěn)定汽油換熱 ,送至穩(wěn)定塔進行多組分分餾。穩(wěn)定塔底重沸器由分餾塔一中段回流油提供熱量。液化石油氣從穩(wěn)定塔頂餾出，經穩(wěn)定塔頂油氣干式空冷器、穩(wěn)定塔頂冷凝器冷至 40℃后進入穩(wěn)定塔頂回流罐。然后經穩(wěn)定塔頂回流油泵抽出，一部分作為穩(wěn)定塔頂回流，其 余作為液化石油氣產品送至產品精制脫硫、脫硫醇。 穩(wěn)定汽油自穩(wěn)定塔底先經穩(wěn)定塔進料換熱器 、解吸塔進料換熱器分別與ASEC 80萬噸 /年重油催化項目可行性研究報告 ３３ 脫乙烷汽油、凝縮油換熱后，再經穩(wěn)定汽油 熱水換熱器、穩(wěn)定汽油冷卻器冷卻至 40℃，一部分至產品精制裝置脫硫醇；另一部分由穩(wěn)定汽油泵加壓后進入吸收塔作補充吸收劑。氣壓機出口油氣分離器分離出的酸性水，自壓送至裝置外。 產汽系統(tǒng)、余熱鍋爐及余熱回收 自系統(tǒng)來的除氧水先經給水預熱器、余熱鍋爐省煤器。預熱后的除氧水分別送至余熱鍋爐汽包、外取熱器汽包 、循環(huán)油漿蒸汽發(fā)生器汽包及分餾二中蒸汽發(fā)生器汽包。外取熱器和 循環(huán)油漿蒸汽發(fā)生器產的中壓飽和蒸汽和余熱鍋爐自產的中壓飽和蒸汽一起在余熱鍋爐過熱段過熱，一部分供氣壓機的蒸汽輪機使用，其余部分送出裝置。 裝置開工時用的中壓過熱蒸汽由系統(tǒng)管網供給，開工用的 蒸汽也由系統(tǒng)管網供給。為了保證裝置生產的安全可靠性，在中壓蒸汽管網與低壓蒸汽管網之間設置了減溫減壓設施，主要作用是中壓飽和蒸汽減壓。 自煙機來的再生煙氣正常情況下進入余熱鍋爐，溫度降至～ 180℃后排至煙囪。余熱鍋爐投入運行前再生煙氣可經旁通線排至煙囪。 正常情況下，裝置內利用分餾塔頂、頂循環(huán)油、輕柴油等低溫位熱源 加熱 70℃熱媒水至 105℃，該部分熱水冬季參與工廠系統(tǒng)采暖伴熱，夏季用冷卻器冷卻到 70℃，經熱水泵升壓后再回到裝置取熱，加熱到～ 105℃。整個系統(tǒng)設計成閉式循環(huán)系統(tǒng)，考慮到工廠未來的快速發(fā)展，待有新的熱用戶后，可以更方便地回收這部分熱量。 催化裂化裝置物料平衡 催化裂化裝置物料平衡 序號 名稱 收率 w% 數(shù)量 104t/a 數(shù)量 備注 t/d Kg/h 1 原料 加氫蠟油 80000 減壓蠟油 20200 合計 100000 2 產品 干氣 3500 液化氣 21500 汽油（初餾點～185℃） 42500 柴油（ 185～ 365℃） 20200 油漿（＞ 365℃） 3500 ASEC 80萬噸 /年重油催化項目可行性研究報告 ３４ 催化燒焦 8500 損失 500 合計 100000 輕油收率 % 輕油＋ LPG 主要設備 (1) 再生立管 — 提升管反應器 直徑為Φ 1000mm/Φ 1100mm； 內襯 150mm 隔熱耐磨襯里；提升管反應器進料設 1 排 4 只高效霧化噴嘴，出口采用兩組粗旋風分離器。 (2) 沉降器及汽提段 沉降器置于再生器之上，直徑為Φ 6400m，內襯 100mm 無龜甲網襯里，采用單級 4 組高效旋風分離器。 汽提段設改進型環(huán)形擋板，整個汽提段插入再生器中，外襯 100mm 隔熱耐磨襯里。 (3) 再生器 采用大小筒結構 ,稀密相直徑分別為Φ 9200mm 和Φ 6800mm，采用 125mm 厚隔熱耐磨襯里，主要構件包括兩級高效旋風分離器、主風分布管、待生塞閥套筒及特殊設計的待生催化劑分配器等。 (4) 外取熱器 本裝置設一臺全返混式外取熱器，直徑Φ 2500mm，內襯 100mm 隔熱耐磨襯里，汽水循環(huán)系統(tǒng)采用自然循環(huán)方式。 (5) 催化分餾塔 分餾塔直徑φ 4200mm，采用 34 層雙溢流條型浮閥塔板。 (6) 輕柴油汽提塔 直徑Φ 1400mm，采用 6層單溢流條型浮閥塔盤。 (7) 吸收塔 直徑Φ 2200mm，采用 40層雙溢流條型浮閥塔盤。 (8) 解吸塔 直徑Φ 2800mm，采用 40層雙溢流條型浮閥塔板。 ASEC 80萬噸 /年重油催化項目可行性研究報告 ３５ (9) 再吸收塔 直徑Φ 1600mm，采用 30層單溢流條型浮閥塔板。 (10) 穩(wěn)定塔 直徑Φ 2800mm，采用 52 層雙溢流條型浮閥塔板。 機組 (1) 主風機組 主風機組采用煙機 +主風機 +電動 /發(fā)電機三機組配置。主風機為離心式風機。 煙機采用單級懸臂式。電動機為鼠籠式異步電動 /發(fā)電機。主風機設計流量 1800m3n/min，設計出口壓力 (絕 )。 煙氣輪機設計入口煙氣流量 1750m3n/min，入口壓力 (絕 )。 (2) 備用主風機組 備用主風機組采用主風機 +電動機兩機組配置。主風機為離心式風機。主風機設計流量 1300m3n/min，設計出口壓力 (絕 )。電機功率 5000 kW。 (3) 增壓機組 增壓機采用增壓機＋電動機二機組配置，共兩臺， 1開 1備。增壓機為離心式。設計流量 160m3n/min，設計出口壓力 (絕 )。電機功率 315kW。 (4) 富氣壓 縮機組 富氣壓縮機采用背壓式汽輪機 +氣壓機兩機組配置。富氣流量 325～ 450 m3n/min， 入口壓力 (絕 )，出口壓力 ～ (絕 )。 冷換設備 對于一般的冷換設備以選用 BES、 BJS 系列為主；對于熱水與油品換熱的換熱器均選用 BIU系列；對壓降及油氣冷卻要求較嚴的部位，如分餾塔頂、氣壓機出口系統(tǒng)，采用低壓降的折流桿冷凝器。 油泵 本裝置所選油泵以能滿足大流量要求、較高效率的 AY型離心泵為主，電機均選用 YB系列電機。 ASEC 80萬噸 /年重油催化項目可行性研究報告 ３６ 余熱鍋爐 設置一臺余熱鍋爐。由過熱段、蒸發(fā)段及省煤段組成，并設置 了給水預熱器，余熱鍋爐補燃操作。 主要設備表 反應器類 序號 設備名稱 規(guī)格型號 數(shù)量 備注 1 再生立管 — 提升管反應器 Φ 1000/Φ 11000 1 2 同軸式沉降器 再生器 Φ 6400/Φ 9200/Φ 680050862 22／ 26 1 3 外取熱器 Φ 2500 1 塔類 序號 設備名稱 規(guī)格型號 數(shù)量 備注 1 催化分餾塔 Φ 4200 54050 20 1 2 輕柴汽提塔 Φ 1400 18000 10 1 3 吸收塔 Φ 2200 42710 20 1 4 解吸塔 Φ 2800 42760 26 1 5 再吸收塔 Φ 1600 28040 16 1 6 穩(wěn)定塔 Φ 2800 49760 22 1 機組類 序號 名 稱 型號 數(shù)量 1 主風機 AV5013 1 2 備用主風機 MCL1003 1 3 增壓機（配套電機） D801 2 4 背壓式汽輪機 N25／ 02 1 5 齒輪箱 HGGS530 1 6 電動／發(fā)電機 YCH710－ 4 1 7 電動機 YCH710－ 4 1 ASEC 80萬噸 /年重油催化項目可行性研究報告 ３７ 8 主風機組煙氣輪機 YL8000 1 9 主風 機油站 NRY1000156 1 工業(yè)爐表 序號 名 稱 數(shù)量 備 注 1 輔助燃燒室 1 Φ 2224 9918 12 12793kW 2 余熱鍋爐 1 容器類 序號 設備名稱 規(guī)格型號 數(shù)量 備注 1. 中壓汽水分離器 Φ 1500 6536 50 1 2. 中壓汽水分離器 Φ 1500 6536 50 1 3. 中壓汽水分離器 Φ 1800 8826 54 1 4. 冷催化劑罐 Φ 6000 23254 18 1 5. 廢催化劑罐 Φ 6000 21254 18 1 6. 熱催化劑罐 Φ 6000 23254 18 1 7. 催化劑加料斗 Φ 1500 1500 1412 1 8. 催化劑儲罐 Φ 3200 5964 18 1 9. 水封罐 Φ 3400 5500 14 1 10. 凈化壓縮空氣罐 （一） Φ 2600 7706 16 1 11. 凈化壓縮空氣罐（二） Φ 2200 6654 14 1 12. 非凈化壓縮空氣罐 Φ 2200 6704 14 1 13. 助燃劑加料斗 Φ 400 656 1 14. 助燃劑加料罐 Φ 400 1307 6 1 15. 再生煙氣降壓孔板 Φ 2234 10000 16 1 16. 臨界噴嘴 CSE250－ MF25Ⅱ a 1 17. 化學藥劑罐 Φ 1400 6770 10 1 18. 回煉油罐 Φ 2800 20452 12 1 19. 分餾塔頂油氣分離器 Φ 4200 12236 18 1