安全預評價報告
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本專案為中國石油天然氣股份****某公司1000萬噸/年素檀**工程中的一部分。本裝置原料為來自常減壓裝置的常壓渣油和減壓渣油及加氫裂化尾油，兩器技術採用快速床-湍流床串聯再生方案。裝置分為反應、分餾、吸收穩定、主風機廠房、氣壓機廠房、餘熱鍋爐、產品精製等幾個區域，各區基本上按流程式布置，占地面積：
180×130=23400 m2。
中國石油天然氣股份****某公司重油催化裂化裝置。
催化裂化裝置規模為350×104t/a，實際加工量為351.10×104t/a。裝置的幹氣產量為9.
27×104t/a；擬定幹氣脫硫規模為15×104t/a；裝置的液化氣產量為58.98×104t/a，擬定液化氣脫硫脫硫醇規模為60×104t/a。擬建設一套140×104t/a規模的汽油脫硫醇設施。
裝置年開工時數為8400小時。
本裝置所加工原料為素檀1/2/4區混合**常壓渣油、減壓渣油以及加氫裂化尾油，其原料配比：加氫尾油1.10×104t/a（0.
31％）、常壓渣油210.00×104t/a（59.81％）減壓渣油140.
00×104t/a（39.88％）。
產品品種及去向見表2.1-1。
表2.1-1 產品品種及去向
裝置物料平衡見表2.1-2。
表2.1-2 催化裂化裝置物料平衡
裝置水用量見表2.1-3。
表2.1-3 給排水量
裝置電用量見表2.1-4。
表2.1-4 電用量
裝置蒸汽用量見表2.1-5。
表2.1-5 蒸汽用量
裝置壓縮空氣用量見表2.1-6。
表2.1-6 壓縮空氣用量
裝置氮氣用量見表2.1-7。
表2.1-7 氮氣用量
⑴ 兩器技術採用快速床－湍流床串聯再生方案；
⑵ 反應部分工藝技術方案採用常規催化裂化反應型式，配合降烯烴催化劑和助劑來提高本裝置汽油產品的質量，滿足市場和環保的要求；
⑶ 煙氣能量**機組技術方案選同軸三機組方案；
⑷ 餘熱**方案
中、高溫位餘熱**方案
裝置內中、高溫位餘熱**包括**分餾二中、迴圈油漿、再生器過剩熱及再生煙氣的熱量，根據熱源溫位情況，中、高溫位的熱源發生中壓蒸汽，所產生中壓蒸汽除部分用於驅動富氣壓縮機外，其餘部分送出裝置，由系統統一考慮中壓蒸汽的合理利用問題。
裝置正常情況下由回煉油和蒸汽輪機背壓產生101t/h低壓蒸汽，全部在裝置內使用，在自產低壓蒸汽不足時，由系統供給少量低壓蒸汽。
低溫餘熱**方案
分餾塔頂油氣、頂迴圈、輕柴、一中、穩定汽油等可提供低溫餘熱，除部分加熱裝置內的除鹽水外，其餘部分全部產生熱媒水，外輸供氣分和其它裝置使用，最大限度**催化裝置的低溫熱。
⑸ 採用的其它工程技術
ply型高效旋風分離器；
冷壁式電液特閥；
新型無龜甲網單層隔熱耐磨襯裡；
變頻調速機幫浦；
新型的冷換裝置。
⑹ 產品精製方案
幹氣、液化氣脫硫化氫選用胺醇法脫硫工藝，脫硫溶劑選用國內新開發的複合型甲基二乙醇胺(mdea)溶劑；
液化氣、汽油脫硫醇採用無鹼工藝（固定床無鹼脫臭工藝技術）。
重油催化裂化裝置包括反應再生、分餾、吸收穩定、主風機及煙氣能量**機組、氣壓機組、餘熱鍋爐、產品精製等部分。
⑴ 反應再生及煙氣能量**部分
反應再生部分工藝流程圖見附圖2-1。
煙氣能量**部分工藝流程圖見附圖2-2。
原料油自裝置外進入裝置內原料油緩衝罐，經原料油幫浦公升壓後，再經原料油-頂迴圈油換熱器、原料油-輕柴油換熱器、原料油-迴圈油漿換熱器加熱至200℃左右進入提公升管反應器，在此與～690℃的高溫催化劑接觸並迅速公升溫、汽化，在合適的反應時間內發生催化裂化反應。反應油氣與待生催化劑在提公升管出口處經提公升管出口粗旋迅速分離，再經單級旋風分離器進一步除去攜帶的催化劑細粉，最後離開沉降器，進入分餾塔。
待生催化劑經提公升管出口粗旋及沉降器單級旋風分離器料腿進入位於沉降器下部的汽提段，在此與蒸汽逆流接觸以置換催化劑所攜帶的油氣。汽提後的催化劑沿待生斜管下流，經待生滑閥進入再生器，與再生器二密相來的再生催化劑混合開始燒焦，在催化劑沿燒焦罐向上流動的過程中，燒去約90%左右的焦炭，同時溫度公升至690℃。較低含炭的催化劑在燒焦罐頂部經大孔分布板進入二密相，最終完成焦炭及co的燃燒過程。
燒焦過程中產生的過剩熱量由外取熱器取走。再生後的催化劑通過再生斜管，進入提公升管反應器底部，以乾氣作提公升介質，完成催化劑加速、整流過程，然後與霧化原料接觸。
再生器燒焦所需的主風由主風機提供，其中部分主風經增壓機公升壓後，分別作為外取熱器流化風。
再生器燒焦產生的煙氣，先經再生器旋風分離器分離其中攜帶的催化劑，再經**旋風分離器進一步分離催化劑後，進入煙氣輪機膨脹作功，驅動主風機組。煙氣出煙氣輪機後進入餘熱鍋爐進一步**煙氣的顯熱後經煙囪排入大氣。
⑵ 分餾部分
分餾部分工藝流程圖見附圖2-3。
由沉降器來的反應油氣進入分餾塔底部，通過人字擋板與迴圈油漿逆流接觸，洗滌反應油氣中的催化劑並脫除過熱，使油氣呈飽和狀態進入分餾塔上部進行分餾。
分餾塔頂油氣經分餾塔頂油氣—熱水換熱器換熱後，再經分餾塔頂油氣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相分離。分離出的粗汽油由粗汽油幫浦抽出後打入吸收塔作吸收劑。富氣進入氣壓機。
酸性水由酸性水幫浦抽出，作為富氣洗滌水送至氣壓機出口管線。
輕柴油自分餾塔抽出自流至輕柴油汽提塔，汽提後的輕柴油由輕柴油幫浦抽出，經原料油—輕柴油換熱器、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℃後，一路作為產品直接出裝置，另一路經貧吸收油冷卻器冷卻到40℃送至再吸收塔作吸收劑。
回煉油自分餾塔自流至回煉油罐，經迴煉油幫浦公升壓後，一路經過回煉油蒸汽發生器冷卻後進入提公升管反應器，一路返回分餾塔，另一路作為二中迴圈回流。
分餾塔多餘的熱量分別由頂迴圈回流、一中段迴圈回流、二中迴圈回流及油漿迴圈回流取走。頂迴圈回流自分餾塔抽出，用頂迴圈油幫浦公升壓，經原料油－頂迴圈油換熱器，頂迴圈油—熱水換熱器溫度降至80℃後返回分餾塔；一中段回流油自分餾塔抽出後，經穩定塔底重沸器、中段油—熱水換熱器，溫度降至165℃返回分餾塔；二中迴圈回流與回煉油一同抽出，經過二中蒸汽發生器，溫度降到260c，返回分餾塔；油漿自分餾塔底由油漿幫浦抽出後經原料油—迴圈油漿換熱器換熱，再經迴圈油漿蒸汽發生器發生中壓飽和蒸汽後，溫度降至280℃，一部分返回分餾塔底。另一部分作為產品經產品油漿冷卻器冷卻至90℃後，直接出裝置送至燃料油罐區。
必要時回煉油漿可自幫浦出口直接送至提公升管反應器回煉。
⑶ 吸收穩定部分
吸收穩定部分工藝流程圖見附圖2-4。
從分餾塔頂油氣分離器來的富氣進入氣壓機進行壓縮。氣壓機出口富氣先與富氣洗滌水匯合一起至壓縮富氣空冷器冷凝，再與解吸塔頂氣及吸收塔底油混合，經壓縮富氣冷凝冷卻器冷卻至40℃，進入氣壓機出口油氣分離器進行氣、液分離，分離後的氣體進入吸收塔用粗汽油及穩定汽油作吸收劑進行吸收，吸收過程放出的熱量由兩個中段回流取走。貧氣至再吸收塔，用輕柴油作吸收劑進一步吸收後，幹氣自塔頂分出送至工廠燃料系統。
凝縮油由解吸塔進料幫浦從氣壓機出口油氣分離器抽出後分成兩路，一路直接進入解吸塔頂部，另一路經穩定汽油一凝縮油換熱器加熱進入解吸塔上部。解吸過程由塔底重沸器提供熱量，以解吸出凝縮油中的c2組分。解吸塔重沸器採用低壓蒸氣作熱量，脫乙烷汽油由塔底經穩定塔進料幫浦抽出，經穩定塔進料換熱器與穩定汽油換熱後送至穩定塔進行多組分分餾，穩定塔底重沸器由分餾塔中段迴圈回流油提供熱量。
液化石油氣從塔頂餾出，經穩定塔頂空冷器、穩定塔頂冷凝冷卻器冷至40℃後進入穩定塔頂回流罐。液化石油氣經穩定塔頂回流油幫浦抽出後，一部分作為穩定塔頂回流，其餘作為產品送至產品精製部分脫硫及脫硫醇。穩定汽油從穩定塔底流出，經穩定塔進料換熱器，穩定汽油—凝縮油換熱器，穩定汽油—除鹽水換熱器，分別與脫乙烷汽油、凝縮油、熱水換熱後，再經穩定汽油冷卻器冷卻至40℃，一部分由穩定汽油幫浦抽出送至吸收塔作補充吸收劑，其餘部分送至產品精製裝置脫硫醇。
氣壓機出口油氣分離器分離出的酸性水，送至裝置外（汙水汽提裝置）處理。
⑷ 產品精製部分
幹氣、液化氣醇胺脫硫部分：
該工藝的主要流程為：該工藝的主要流程為：含硫幹氣、液化石油氣首先進入幹氣脫硫塔、液化石油氣脫硫塔下部，幹氣、液化石油氣自塔底由下而上與來自塔頂的mdea脫硫劑貧液逆向接觸。
含硫幹氣、液化石油氣中的硫化氫即被mdea溶液所吸收，脫除硫化氫後的淨化幹氣、液化石油氣自塔頂排出，淨化幹氣出裝置，脫除硫化氫後的液化氣進入液化石油氣脫硫醇部分，含硫化氫的富mdea溶液自塔底送至硫磺裝置溶劑再生部分進行再生。
重油催化裂化裝置安全評價
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催化裂化單元安全評價
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