1、原煤伴生资源加工与综合利用项目可行性研究报告XX工程咨询有限公司二零XX年XX月XX项目可行性研究报告建设单位：XX建筑工程有限公司建设地点：XX省XX市编制单位：XX工程咨询有限公司20XX年XX月176可行性研究报告编制单位及编制人员名单项目编制单位：XX工程咨询有限公司资格等级： 级证书编号：（发证机关：中华人民共和国住房和城乡建设部制）编制人员： XXX高级工程师XXX高级工程师XXX高级工程师XXXX有限公司二XX年XX月XX日 目录1 总论. 11.1 概述. 11.2 编制依据及原则. 31.3 项目建设背景、必要性及意义. 41.4 研究范围. 81.5 研究结论. 102 市2、场分析与价格预测 . 142.1 原料供应. 142.2 半焦产品市场预测. 142.3 煤焦油加氢产品市场预测. 193 工艺装置物料平衡及产品规格 . 223.1 主要原料与产品规格. 223.2 中间产品的性质. 283.3 总物料平衡. 304 工艺装置 . 314.1 半焦生产工艺. 314.2 煤焦油加氢装置. 424.3 酸性水汽提及硫磺回收装置. 654.4 荒煤气制氢装置. 794.5 提酚装置. 894.6 燃气发电机组. 965 厂址选择及总图运输 . 1005.1 建厂条件及厂址选择. 1005.2 总图运输. 1056 公用工程及辅助生产设备 . 1066.1 储运工3、程. 1066.2 给排水、污水处理. 1106.3 电气、通信. 1116.4 供热、供风. 1136.5 采暖通风. 1156.6 自动控制. 1157 环境保护 . 1227.1 建设区域的环境现状. 1227.2 主要污染源和主要污染物. 1227.3 控制污染的初步方案. 1287.4 环境影响分析. 1328 消防. 1348.1 生产场所的火灾危险性. 1348.2 消防设施设置. 1359 职业安全卫生 . 1389.1 安全卫生设计方案. 1389.2 安全卫生措施的效果预测及评价. 14010 节能. 14110.1 能耗构成. 14110.2 主要节能措施. 14110.4、3 节水. 14311 装置定员 . 14512 项目实施计划 . 14713 投资估算和资金筹措 . 14813.1 投资估算范围与方法. 14813.2 总投资估算和资金筹措. 14814 经济效益评价 . 15114.1 生产成本和费用估算. 15114.2 财务评价. 152附表. 1561总论1.1 概述1.1.1 项目基本情况（1）项目名称*能源股份有限公司 1000 万吨/年原煤伴生资源加工与综合利用 项目（2）项目建设规模 1000 万吨/年煤干馏装置 相关配套公用工程和辅助设施 12 万 Nm3/h 荒煤气制氢装置 160 万吨/年煤焦油加氢装置（含提酚装置） 35 万 Nm5、3/h 荒煤气发电综合利用装置（3）项目建设性质 该项目建设性质为新建。（4）项目建设地点 新疆哈密地区伊吾县淖毛湖工业园区。1.1.2 主办单位基本情况（1）主办单位名称、性质及负责人 主办单位全称：*能源股份有限公司 主办单位性质：民营法人代表：xx（2）主办单位概况*能源股份有限公司（简称“*能源”）创建于 1994 年，原名为*实业股份有限公司，2000 年 5 月公司股票在*证券交易所上市。 上市后，*能源立足新疆本土及中亚丰富的石油、天然气和煤炭资源， 确立了以能源产业为经营中心的产业发展格局。2011 年，公司同时进入 沪深 300 指数、上证 180 指数、上证公司治理指数、上6、证 180 公司治理 指数、中证 100 指数等 5 项重要指数的样本股。2012 年 6 月，公司更名为*能源股份有限公司。经营范围：煤炭 销售，液化天然气、石油、天然气、煤炭、煤化工、清洁燃料汽车应用、 加注站建设项目投资，国内商业购销，经营进出口业务等。经过多年的发展，公司现已形成了以 LNG、煤炭、煤化工、石油为 核心产品，能源物流为支撑的天然气液化、煤化工、石油天然气勘探开 发三大业务板块，。现在，*能源已经成为国内经营规模最大的陆基 LNG 供应商，为 保障国家能源供应安全做出了贡献。未来，*能源将专注于能源发展战略，瞄准国际石油、天然气同行业先进水平，充分利用“国际国内两种资源，7、产品、资本两个市场”，以提升企业价值，创造社会财富，促进和 谐发展为使命，以保障国家能源安全，造福边疆为己任，全力以赴发展 能源产业，全面履行经济、社会和环境三大责任，力争成为中国最具成 长力的国际能源公司。1.2 编制依据及原则1.2.1 编制依据（1）本项目煤质分析报告。（2）*能源关于半焦生产和煤焦油加氢项目可行性研究报告的技 术服务合同。（3）*能源关于半焦生产和煤焦油加氢项目拟建地水文、地质、 气象、环境、公用工程等基础资料。（4）与项目有关的法律、法规、技术标准、规范等文本。1.2.2 编制原则（1）严格遵守国家的产业政策和省级相关部门的有关规定，严格执 行国家的有关法令、标准、规8、范，按照国家或行业现行的标准规范进行 设计，以求实、科学的态度，以开拓进取的精神精心设计。（2）工艺技术方案的选择，要确保在世界范围内具有竞争力。充分 吸收国内外先进技术，确保技术先进成熟、运行安全可靠、投资经济合 理、清洁生产、环境友好。（3）原料路线的选取紧紧围绕着我国的基本能源结构和构成，原料 来源可靠、技术经济可行。（4）主要设备立足国内制造，提高国产化率，形成具有中国特色的 以煤为原料国产化的联合生产技术路线。（5）选用的工艺、设备、自控方案要先进、可靠、“三废”排放少，做到低能耗、低污染、低成本。（6）以市场为导向，以资源优势为基础，以提高产品竞争力为出发 点，以经济效益为中心，积9、极参与市场竞争。（7）以事实求是的态度，科学、公正、客观地评价建设项目的可行 性。1.3 项目建设背景、必要性及意义在国家西部大开发战略和自治区实施优势资源转换战略、推进新型 工业化发展思路的指引下，*集团积极实施战略型投资策，发展清洁 能源产业。从 2002 年起，*能源相继在新疆哈密伊吾县淖毛湖、库车、 中亚等地稳步展开了清洁能源产业的战略推进和实施工作。其中淖毛湖 镇煤基醇醚项目工程分为 4 期，首期工程自 2007 年 6 月起投资 67.5 亿元， 建设规模为 120 万吨甲醇/80 万吨二甲醚（煤基）的工厂，2010 年上半年 投产。该项目年产二甲醚 85.7 万吨，副产液态甲烷 10、4.9 亿立方米、粗酚2.68 万吨，同时副产 20-30 万吨煤焦油等。 目前，*能源拥有新疆淖毛湖、富蕴两个原煤和煤基燃料基地，煤炭地质储量丰富，媒质优良。经分析，淖毛湖煤质属于特低硫、特低 磷、高发热量的富油、高油长焰煤，是非常理想的化工用煤。为实现*能源优质煤的高效清洁利用，本项目提出对的煤炭伴生 资源进行就地转化、综合利用，建立“煤化油”的产业发展模式。即， 利用原煤基地丰富的煤炭资源生产半焦和煤焦油，煤焦油提出酚油后制 取精酚。对副产的荒煤气加以综合利用，荒煤气净化后，一部分作为燃 料供给碳化炉，一小部分作为热源烘干湿焦，其余部分作为下游制氢装 置的原料。煤焦油通过加氢，生产 1#11、改质煤焦油和 2#改质煤焦油，副产液化气和煤沥青等。与常规煤焦油加氢项目相比，本项目具有显著的特色，体现在以下 几个方面：（1）煤质优良，特别适合生产焦油，焦油收率在 10%以上。本项目 根据媒质特点，精心选择了适宜的加工工艺和技术，使煤的伴生资源得 以充分高效利用。既减少了尾气直接排空对环境的污染，又可节约大量 能源，具有可观的经济效益。（2）高度节水，就地转化率大幅提高；本次 1000 万吨/年原煤伴生 资源加工与综合利用项目年用水量预计 300 万吨，与常规煤化工项目路 线相比较，同样数量的年处理煤炭能力，水耗仅为七分之一，对比原煤 化工二期工程所需的 2600 万吨水消耗，按此技术工艺12、，可以支持 8000 万吨以上的煤炭资源就地转化。对于水资源珍稀的新疆地区而言，转化 优势明显。（3）投资节省，经济效益显著；与原计划投资建设煤化工二期年产 “100 万吨烯烃、15.2 亿立方 LNG（煤基）项目”相比，工艺路线仅为 原二期项目的三分之一，建设周期缩短，投资总额从 230 亿以上降至 78 亿，投资减少 66%，预测投资利润率增长 2 倍多。（4）项目投资建设内容为总体规划，统一施工，分阶段竣工投产。 第一部分 1000 万吨/年煤干馏装置建设周期为 1215 个月，建成投入运 行后即可获得 510 万吨半焦、100120 万吨煤焦油、100 万吨粉焦及硫 磺、煤气共五种产品13、，当年实现销售后即可形成收益；第二年底 160 万 吨/年煤焦油（含外购 4060 万吨）加氢装置（含提酚装置），对于装置 产生的 72 万方/小时荒煤气进行加工利用，其中 37 万方/小时用于制氢， 剩余 35 万方/小时用于发电。全部项目建成后即可实现本投资项目附加值最高产品轻质燃料油产出，达到煤炭分质利用项目的效益最大化。（5）技术领先，工艺成熟；160 万吨/年的煤焦油加氢装置，目前国 内同类装置最大规模为 50 万吨/年，本项目通过工艺调整成功实现了技术 突破，成为国内领先技术，具有重要的影响。（6）酚是重要的化工原料，目前国内同类装置由于规模小，只能烧 掉。本项目设置了酚抽提和精制14、装置，能够大大提高本项目经济效益。（7）煤的干馏有不同方法，本项目选用国内技术领先的 6 -120mm 干馏炉，既体现了技术进步，又能够扩大煤入选干馏的范围，使煤资源 得以充分利用。本项目的实施要贯彻国家产业政策，依靠科技进步，走集约经营、 清洁生产、可持续发展之路，形成“原煤半焦荒煤气制氢煤焦油加 氢轻质油和酚油”的循环经济产业；带动当地煤炭、型焦、煤焦油加工 等行业的快速发展，缓减原煤外运的交通压力，成为上接煤炭开采，下 连载能、化工、冶金，拉动物流、加工制造，广泛影响建材、服务等行 业的支柱产业。国家煤炭深加工示范项目规划指出：“根据我国褐煤、长焰煤等中低 阶煤贮藏量大的特点，开展大规模15、煤炭分质利用示范工作，将煤通过干 燥、中低温干馏等措施，得到半焦和低温焦油。半焦用于气化、发电、 电石、钢铁等行业，焦油经加氢后可产生燃料油。十二五在现有干馏技 术基础上进一步进行工程化开发，建设单系列百万吨以上的干馏装置， 全厂规模达到 500 万吨/年，示范干馏气化加氢发电一体化综合利 用技术，使我国煤炭分质利用技术达到世界领先水平”。目前传统的煤焦油加工方法，主要是以物理分离、提取单组分或窄 组分产品为目的，从煤焦油中提炼洗油、轻油、蒽油、工业萘、粗酚及劣质沥青。常规深加工工艺摆脱不掉流程复杂、设备多、能耗高、投资大、二次污染严重、总体经济效益差等缺陷。同时，反应过程需要酸碱 类物质参与16、，产品硫氮含量依然很高，对环境不友好，故无法真正对煤 焦油进行合理、充分利用。总体上，由于缺乏一整套合适的加工方案， 煤焦油无法得到充分利用，在目前焦化行业不景气的大环境下，无法为 企业创造新的经济增长点，已成为“煤焦化”产业链发展的“瓶颈”。*能源科技有限公司基于本身的技术实力，以及对煤焦油多 年的研究，考虑到目前国内的能源结构，适时地提出了“煤炼化”产 业链的概念。即以煤炭一次转化为基础，对其副产品采用炼油行业的成 熟技术进行深度加工，二次产品再向精细化工方向发展，真正成为石油 替代品。*能源科技有限公司自成立以来，承接了十余项煤焦油及燃 料油深加工项目，其中黑龙江宝泰隆 10 万吨/年煤17、焦油加氢装置已一次性 开车成功，目前稳定运行；内蒙古庆华 10 万吨/年煤焦油加氢装置于 2011 年底顺利投料生产，产品质量合格；2012 年承接新疆昌源水务集团 50 万 吨/年煤焦油加氢 EPC 总包工程，目前所有工作已全面铺开。煤焦油加氢是新型煤化工产业链中的重要一环，本项目的提出正符 合国家的相关政策导向，具有较强的必要性和迫切性，表现在以下几个 方面：（1）原料方面，以煤焦油及通过荒煤气精制而得的氢气为主要原料， 充分利用焦化副产品，实现资源的充分利用和清洁生产，建立了循环经 济新的经济发展模式。（2）技术方面，采用目前国内最先进的加氢技术（含加氢裂化）， 属国家认可同时提倡使用的18、先进技术。国家发改委颁布的产业结构调 整指导目录（2011 年本）中第一大类“鼓励类”第八条、第 2 小条提出“煤调湿、风选调湿、捣固炼焦、配型煤炼焦、干法熄焦、导热油换热、焦化废水深度处理回用、煤焦油精深加工、苯加氢精制、煤沥青制针状焦、 焦油加氢处理、焦炉煤气高附加值利用等先进技术的研发与应用”，属于 国家鼓励类项目。本项目通过应用先进的技术，带动上下游产业链和周 边地区产业共同发展，扩大了居民就业范围，促进了当地经济腾飞和社 会进步。（3）产品方面，主要产品的目标市场为石油替代产品市场，市场前 景广阔，效益可观，从一定程度上减少了国家原油进口，有效遏制了原 油对外依存度屡创新高的势头，有19、力地保证了国家石油安全。（4）在项目配套设施方面，充分考虑能量回收以及环保设施，真正 做到“环境友好”、“节能减排”，实现了经济、社会与环境的全面协调可持 续发展。综上所述，本项目建设 1000 万吨/年煤干馏和 160 万 t/a 煤焦油加氢 项目既符合国家产业政策，又能够有效提高产品附加值，增强企业的生 存力及竞争力。本项目作为“煤炼化”产业链中的重要一环，整体效 率高，合理配置资源，促进资源优势向经济优势转变，符合西部大开发 资源转换的总体发展战略和地区的产业发展方向，对促进当地优势资源 的转化、推动地方经济、发展地区经济、扩大社会就业、增加当地居民 收入和地区财政税收具有十分重要的意义20、。1.4 研究范围该项目为新建，可行性研究报告范围包括:（1）全厂总平面布置和总图运输；（2）1000 万吨/年煤干馏装置(含污水焚烧)；（3）12 万 Nm3/h 荒煤气制氢装置；（4）160 万吨/年煤焦油加氢装置（含提酚装置）；（5）荒煤气燃气发电站（6）配套储运设施，包括储运罐区、装卸车栈台；（7）配套公用工程设施，包括：循环水场、消防系统、给排水 系统等；（8）配套辅助生产设施，包括：中央控制室、调度室、中心化 验室、维修车间、仓库。工程主项见表 1.4-1。表 1.4-1工程主项表序号单元号单元名称说明一装置区12101煤干馏装置含污水焚烧22102煤焦油加氢装置含提酚装置321021、3荒煤气制氢装置二储运设施12201煤与半焦储存场所22202中间产品罐区32203成品油罐区42204装卸车栈台三公用工程及辅助设施12301循环水场22302给排水系统32303消防系统42304变配电室52401中心控制室62402调度室72403中心化验室82404维修车间及库房1.5 研究结论1.5.1 项目概况拟建： 1000 万吨/年煤干馏装置 相关配套公用工程和辅助设施 12 万 Nm3/h 荒煤气制氢装置 160 万吨/年煤焦油加氢装置（含提酚装置） 35 万 Nm3/h 荒煤气发电综合利用装置 其中：至项第一部分建设周期为 1215 个月至项总体建设周期 2428 个月 拟22、建项目总占地面积为：1527640 平方米（约合 2292 亩)总定员：1210 人年操作时间：8000 小时，装置操作范围：60%110%。1.5.2 主要工艺技术及经济指标1.5.2.1 主要工艺技术指标主要工艺技术指标见表 1.5-1。表 1.5-1主要工艺技术指标序号项目名称单位数量备注1生产规模煤干馏装置104t/a1100煤焦油加氢装置104t/a160荒煤气制氢装置Nm3/h120000荒煤气发电站MW3002主要原料用量煤104t/a1100.00外购煤焦油104t/a60.00DMDS104t/a0.48Na2CO3104t/a0.23蒸汽104t/a28.00小计1188.23、713产品方案C1-C2 气体104t/a2.94液化气104t/a3.201#改质煤焦油104t/a40.612#改质煤焦油104t/a71.75煤沥青104t/a40.00重质煤焦油104t/a0.14H2S+NH3104t/a1.67H20104t/a2.32精酚104t/a6.40半焦104t/a510.00粉煤100.00硫磺0.45解析气408.98损失0.25产品合计1188.714主要公用工程用量电104kWh/a178695新鲜水104t/a2975总定员人12106总占地面积平方米15276401.5.2.2 主要经济技术指标主要财务评价数据指标汇总见表 1.5-2。 本项24、目总投资为建设投资、建设期贷款利息和流动资金之和。若含全部流动资金，为 780813 万元；若含铺底流动资金，总投资为 734117 万元。其中：建设投资 685410 万元（含固定资产投资 667760 万元），建 设期贷款利息 28695 万元，流动资金 66708 万元（铺底流动资金 20012万元）。本项目年均销售收入 1223690 万元（含税），年均总成本费用 309046 万元，年均利润总额 756544 万元，年均所得税后利润 643063 万元，投 资利润率 96.89%；全部投资财务内部收益率（所得税后）为 37.60%，静 态投资回收期 4.22 年（含建设期 2 年，所25、得税后）；借款偿还期 3.09 年（含建设期 2 年）。其中：第一部分 1000 万吨/年煤干馏装置建设周期为 1215 个月， 投资总额（含建设投资、建设期贷款利息和流动资金之和）为 231,755 万 元，项目总体建设第二年投入运行后即可产生当期收益。第二年预计生 产负荷率 80%，初期半焦、煤焦油、粉焦、硫磺及煤气五种产品可获得 销售收入 397,615 万元，净利润 159,649 万元；第三年起生产负荷率达到100%，可获得销售收入 497,019 万元，净利润 215,993 万元。 各项经济评价指标好于行业基准值，项目经济效益较好，并具有一定的抗风险能力，在经济上是完全可行的。如26、果能够争取到当地环保项 目或新技术新产业链支持政策，该项目经济效益更好。1.5.3研究结论该项目以煤炭为原料，原料来源可靠。采用技术先进、应用成功的 半焦生产工艺和煤焦油加氢技术，关键设备设计充分考虑原料特点，可 确保装置“安、稳、长、满、优”运转，充分考虑了热量回收，降低装置 能耗，技术可行。本工程生产规模和产品方案符合国家产业政策，工艺装备先进，技 术成熟可靠，经济合理，并且项目建成后将具有较好的经济效益，良好 的社会效益和环境效益，因此，项目建设是可行的。表 1.5-2主要技术经济指标汇总表序号项 目 名 称单位数量备注一基本数据1总投资万元7808131.1建设投资万元6854101.27、2固定资产投资万元6677601.3建设期利息万元286951.4流动资金万元667082销售收入万元1223690生产期内年平均3总成本万元309046生产期内年平均4流转税及附加万元158100生产期内年平均5利润总额万元756544生产期内年平均6所得税万元113482生产期内年平均7税后利润万元643063生产期内年平均二经济评价指标8投资利税率117.149投资利润率96.8910借款偿还期年3.09含二年建设期11财务内部收益率所得税前42.49所得税后37.6012净现值（i = 12%）所得税前万元3121630所得税后万元251635313投资回收期含二年建设期所得税前年3.28、94所得税后年4.222 市场分析与价格预测2.1 原料供应项目所需主要原料为煤炭、氢气和煤焦油。（1）煤炭 为*能源淖毛湖煤炭。煤量充足，煤质优良，完全能够保证本项目的需要。（2）氢气 制氢装置原料来自本项目半焦装置所产的荒煤气。荒煤气气量充沛，工艺配置合理，制氢成本低，能够满足本项目对氢气的需求。（3）煤焦油 大部分来自本项目半焦装置，少部分来自*能源已建成投产的甲醇、二甲醚装置，不足部分外购，能够满足本项目的需求。 煤焦油是煤经过高温裂解所产生的高分子有机化合物。直立炉中煤的裂解温度相对较低，裂解深度不够，属低温焦油。低温焦油的主要用 途：工业上用作大型锅炉和加热炉的燃料；作为粘结剂被应29、用到型煤等 燃料的制作；经粗加工可生产杂酚油、防腐油、煤沥青等化工产品，用 于生产碳黑及其它碳素材料；焦油加氢生产 2#改质煤焦油及 1#改质煤焦 油。2.2 半焦产品市场预测半焦具有高化学活性、高比电阻、高固定碳、低灰、低硫、低磷、 低三氧化铝等优良特性，除广泛用于铁合金、电石、合成氨等行业外，还用于高炉喷吹、制作活性炭、吸油剂、脱硝剂及民用燃料等领域。2.2.1 国内半焦市场情况中国目前焦炭产量世界第一，2011 年底产量为 4.27 亿吨，约占世界 焦炭总产量的 60%。消耗量占世界 50%，我国近年来焦炭总产量稳定在3.5 亿吨，生产量与需求量大体持平，其中出口量稳定在 3000 万 30、t 左右。 新疆地区的块煤在直立式炭化炉内炼制的半焦具有低灰、低硫、低铝、高反应性、高比电阻等优异性能，该焦炭可广泛应用于铁合金、电 石、合成氨等行业和高炉喷吹、民用等领域。（1）在铁合金、电石行业的市场预测2011 年，全国铁合金的产量约 2841.6 万吨，根据我国工业发展速度 和产能及出口等情况，预测 2015 年铁合金产量将稳定或超过 3500 万吨。 按每吨铁合金消耗半焦 1.1 吨计算，市场需求量大约在每年 30003800 万吨以上（一部分被冶金焦代替）。据统计，2011 年电石产量约 1738 余万吨，预测 2015 年电石产量将 逐步增加到 2200 万吨以上，按每生产一吨电31、石消耗半焦 0.55 吨，预测全 国电石行业年需半焦 1200 万吨。国外市场前景也非常乐观，据预测近二、 三年运到天津等港口的铁合金焦已达到每年 60130 万吨。预测全国铁合金、电石行业年需半焦 40004500 万吨。（2）在合成氨行业的市场预测 我国中小型化肥厂大多数以无烟煤和焦炭为原料，合成氨是化肥的中间产品，但仍不能满足要求，每年还要大量进口化肥。据统计，近年 来我国化肥行业氮肥的产量稳中有升，2011 年达到 5069 万吨。根据有关资料，化肥厂需要的无烟煤目前只能满足需求的一半，为 解决块煤不足，迫使合成氨造气采用了型煤技术，如今全国化肥系统已有 800 套石灰炭化型煤装置在运32、行。型煤加入石灰约为 20%，固定碳只达到 50%左右，而且强度不高，大大影响产气率和气化效率。东胜、神 府、新疆地区焦炭固定碳含量高、反应活性高、价格低，完全有能力与 气化型煤和无烟块煤竞争。预计随着营销工作的深入及用户对该种焦炭 认识的加深，市场份额会逐渐上升并达到 600 万吨以上。（3）在高炉喷吹行业的市场预测 高炉富氧喷煤强化炼铁新工艺是节焦增铁降低生产成本的重大措施，有显著的社会效益和经济效益。二十世纪九十年代以来，我国高炉 喷煤量保持持续增长的势头。*宝钢喷煤比已长期稳定在 200kg/t 以上。 全国生铁产量 2011 年为 6.3 亿吨，如果喷煤比提高到 150 kg/t，那33、么高炉 喷吹煤粉年需求量为 9450 万吨。在喷吹行业，半焦高固定炭含量、高发 热量是喷吹料追求的指标，由于国内无烟煤产量有限，同无烟煤相比， 高炉喷吹使用半焦可以降低成本、减少污染物排放，因此用半焦代替无 烟煤用于高炉喷吹具有非常好的发展前景。预计未来几年内，半焦替代 无烟煤用于高炉喷吹的工作会逐渐推开，因此该领域对半焦的需求潜力 是非常大的，到 2015 年半焦替代无烟煤市场预测份额会逐渐上升并达到1000 万吨以上。 综上所述，国内外铁合金、电石、合成氨、高炉喷吹等行业预测有45005500 万吨半焦市场份额。目前，这种铁合金、电石专用半焦的生 产，国内主要集中在山西的大同地区、陕西的神34、府地区、内蒙的东胜地 区、新疆地区；市场需求的半焦，需要直立炉大型化（产量大于 60 万 t/a 的直立炉）来解决。2.2.2 新疆半焦市场情况随着新疆电石法聚氯乙烯行业的迅猛发展，对电石的需求量呈较快的上升势头。至“十二五”末，新疆市场到 2015 年半焦需求量应在 10001100万 t/a。 由于新疆煤炭价格便宜，生产成本低，产品在国内、国际都具有竞争力，疆内现半焦、煤焦油已有不少销往湖南、宁夏、陕西、内蒙、甘肃等 地。随着铁路交通的建设，半焦作为煤炭的深加工产品，在内地市场竞争 力会不断增强。2.2.2.1 新疆半焦市场需求预测根据行业统计数据，新疆市场到 2015 年半焦需求量预计在35、 10001100万 t/a。具体如下：（1）新疆电石生产与半焦需求预计到 2015 年，电石对半焦的需求量为 850 万吨。包括：新疆天业集团规划年产 120 万 t/a PVC，目前有 100 万吨电石项目， PV 即将扩建到 200 万吨, 电石需求量 300 万吨,到 2015 年半焦需求量 210 万吨。新业国资公司已建成 50 万 t/a 电石项目，需要半焦 35 万吨。远期 规划电石产能 200 万 t/a，到 2015 年预计半焦总需用 140 万吨。圣雄 60 万吨电石项目投产 ，预计需用半焦 42 万吨。环鹏公司 20 万吨电石项目，预计需用半焦 14 万吨。中泰化学 I、36、II 期 160 万吨 PVC 项目，电石需求量 240 万吨，需外 购半焦 168 万吨。湖北宜化在新疆五彩湾准东煤新建 PVC 项目 160 万 t/a，电石需求 量 240 万吨，到 2015 年需外购半焦 168 万吨。其它在建项目需用半焦100 万吨。（2）铁合金生产与半焦需求2009 年新疆铁合金产量 7.66 万吨，需用半焦约 8.4 万吨。（3）合成氨生产与半焦需求2009 年新疆合成氨产量 140 万吨，绝大部分以天然气为原料；用煤 炭气化生产化肥的企业新疆宜化 52 万吨合成氨 2012 年投产。（4）新疆钢铁市场对半焦需求到 2015 年新疆钢铁产量预计达到 2565 万37、 t/a，其中首钢伊犁 500 万 t/a， 伊钢 45 万 t/a，金特钢厂 120 万 t/a，八一钢厂 700 万 t/a，八钢南疆（在建）300 万 t/a，三五九钢厂 300 万 t/a，赣鑫钢厂（在建）300 万 t/a，山钢项目（在建）300 万 t/a，预计生铁产量达到 2600 万 t/a，高炉喷吹煤按 150kg/t生铁计算，需要喷吹煤 390 万 t/a，预计使用半焦 200250 万 t/a。2009 年 5 月，热能院和鞍钢在 23200m3 高炉联合试验证明半焦用于 高炉喷吹优于无烟煤指标，目前在唐山一带高炉喷吹大部分采用5mm 半 焦，目前内地5mm 半焦供不应求38、。2.2.2.2 新疆半焦生产情况据自治区经信息委统计，2008 年新疆有 58 家半焦生产企业，产能 588 万吨。大部分半焦企业规模小，工艺简单，副产煤气没有利用，污染严重。 新疆对半焦行业的整顿治理已提上议事日程，近 1-2 年产能小于 60 吨企业 将被全部淘汰。（1）新疆昌吉州半焦产能调查2010 年半焦产能 720 万吨（部分小炉子已停产），实际生产为 158 万 吨。（2）新疆地区建成和在建的半焦生产企业新疆北山矿业有限公司， 生产半焦 90 万吨。鑫顺煤化工有限责任公司 80 万吨半焦项目近期在奇台笈笈湖落成。新疆宜化 90 万吨电石，50 万吨烧碱，60 万吨 PVC 配套 39、100 万吨半焦。新疆吉鑫煤化工有限公司（将军戈壁笈笈湖）12 台半焦炉，80 万 吨产能。明基（新疆）控股，在北山有 90 万吨的半焦生产企业。（3）新疆其它地区半焦生产企业托克逊县有 200 万吨的半焦生产能力，其中新疆圣雄有 180 万吨/年半 焦生产与综合利用项目，黑山 120 万吨，鱼儿沟产能 60 万吨。 东方金盛 在黑山有 10 万吨/年的半焦生产能力。鄯善县首个煤炭深加工产业项目鄯善县宏泰半焦有限公司年产 90 万 吨（一期 40 万吨）半焦生产项目在底湖矿区建成投产。2.3 煤焦油加氢产品市场预测煤焦油加氢装置主要产品为 1#改质煤焦油（C5180）和 2#改质 煤焦油（1840、0），还有少量的精酚。1#改质煤焦油硫、氮、烯烃含量及其它杂质均很低。1#改质煤焦油 可以送附近的石油化工厂或化工厂，可以用做重整进料（石脑油）、芳烃 联合装置进料、乙烯装置进料等。2#改质煤焦油凝点低，硫、氮含量低，安定性好，可以做低凝柴油 的调和组分，非常适宜在低寒地区的冬季使用。与 GB19147-2003 车用柴 油标准做比对，十六烷值为 43 左右。加入 500-1000ppm 硝酸异辛脂进行 调和后，十六烷值可达到 45 的标准值。该产品还可以直接作为农用机械 车用柴油或船用柴油出售。精酚是重要的化工原料，可制造染料、药物、酚醛树脂、胶粘剂等，在化学工业有广泛的用途，市场前景看好。41、2.3.1 我国成品油市场情况目前，我国仍处在重化工业阶段，国内经济的高速增长依然需要以 石油资源的大量消耗作为依托。受国家石化产业规划要求，国内汽柴油 标准升级，其含硫量要求均有较大提高，为优质汽柴油调和组分的市场 提供了较大的销售空间。2012 年成品油需求仍保持平稳增长的总体趋势， 但受到国内通胀和国家宏观调控的影响，全年成品油表观消费量增速将 有所放缓。同时，工业化和城镇化建设将拉动工矿、基建、交通、物流用油的 增长，柴油总体需求保持增长。柴油消费结构不会发生大的变化，交通 运输、仓储、制造业、建筑业、电力和采掘业等行业用油占到柴油消费 的 69%以上；国家继续加大对农田水利等农村基础42、设施建设的支持力度， 发展现代农业，农林牧渔业用油占到柴油消费的 16%左右。自新的成品油定价机制实行以来，国内成品油价格走势基本与国际 油价保持同向，对于保证炼厂利润具有一定作用。但由于成品油价格调 整涉及面广、影响大，国家调价幅度有限，炼厂效益受到上游原料涨价 和产品出厂价调整不到位的双重挤压。相对来说，成品油批发价运作的 灵活性大，基本可以在零售限价范围内根据市场情况自主调节。2012 年， 国际油价受经济基本面复苏、美元贬值和地缘政治影响振荡上行。因此， 国内成品油价格也跟随上涨，价格整体水平有所提升。但受国内经济通 胀和 CPI 走高的影响，国家相关部门将采取多种措施对物价进行控制，43、 价格波动比 2011 年平缓。2.3.2 新疆燃料油市场情况本项目的主要产品为优质轻质燃料油，1#改质煤焦油产品及 2#改质煤焦油的市场基本定向周边和附近地区，随着新疆社会经济的快速发展，产品有很好的市场。针对当地燃料油及化工原料短缺的现状，结合我国 成品油调控政策趋势预测，今后一段时期内，1#改质煤焦油平均价格在7500 元/吨左右，2#改质煤焦油平均价格在 8500 元/吨左右，精酚平均价 格在 9500 元/吨左右。由于新疆自治区内及周边煤化工项目较多，煤焦油供应充足，当地 市场销售价格为 2800 元/吨左右。预计随着原油和成品油价格的波动，煤 焦油价格也会有所变动，五年后煤焦油市场44、售价会逐步攀升到 3500 元/ 吨。专家预测今后一段时期内，煤焦油平均价格将在 3000 元/吨左右。目前主要产品 1#、2#改质煤焦油主要目标市场定位于石脑油重整装 置进料及高标号成品柴油市场。目前该地区无同类装置，根据目前七台 河宝泰隆装置及内蒙庆华装置生产产品销售情况，本项目产品市场前景 非常乐观。3工艺装置物料平衡及产品规格3.1 主要原料与产品规格该项目以煤为原料，通过干馏得到半焦、煤焦油和荒煤气。荒煤气 通过脱硫、升压和 PSA 得到氢气和解析气。煤焦油加氢装置以煤焦油及 氢气为原料，在加氢精制、裂化及改质反应下，生产 LPG、1#改质煤焦 油、2#改质煤焦油产品，副产燃料气、沥45、青、硫磺，其中燃料气作为燃 料装置内使用，沥青作为重质燃料油出厂，硫磺作为产品出厂。半焦装 置所产 72 万标方/小时荒煤气中，37 万标方/小时用作制氢原料气，剩余35 万标方/小时荒煤气送至燃气发电机组。制氢装置中解析气作为燃料送 至新建 60t/h 污水焚烧设施作为辅助燃料使用。3.1.1 煤炭性质原料煤由煤矿供给，煤质属于特低硫、特低磷、高发热量的富油、 高油长焰煤，根据试验测定，本项目原料煤主要性质见表 3.1-1。表 3.1-1矿区煤样分析数据表测试项目P2012-274P2012-2752 号采取点3 号采取点工业分 析水分 Mad%20.1520.05灰分 Ad%4.717.646、5挥发分 Vdaf%48.1150.02硫 St，d%0.190.19全水%20.1520.1氧 Oad%11.7012.05氮 Nad%0.740.74抗碎强度%79.476.3氢 Had%4.824.37碳 Cad%58.6856.52可磨性/6954焦渣特征/1 型1 型弹筒发热量 Qb，adMJ/kg23.4923.03Cal/g56185508高位发热量 Qgr，adMJ/kg23.4522.99Cal/g56085498低位发热量 Qnet，v，arMJ/kg21.8921.61Cal/g52345169热稳定 性TS +6%13.530.7TS 3-6%55.855.4TS-3%47、30.713.9半焦产率%49.650.6煤气产率Ml/g155.2152.5干馏总水分产率%22.021.5热解水产率%7.667.68焦油产率%11.712.7灰成分CaO%21.3410.20MgO%7.597.22Fe2O3%8.9915.38TiO2%0.800.48SiO2%35.2129.47Al2O3%12.8526.44SO3%10.109.57灰熔点变形温度DT12201270软化温度ST12501290半球温度HT12701310流动温度FT13001330新疆地区煤炭资源丰富，是生产半焦的优质原料，所需块煤由煤矿直接供给。根据当地煤质分析报告，设计对直立炉用煤的煤质要求48、如 下：硫分0.5%灰分6.5%挥发分3450%热稳定性良好粒度6mm120mm原料界区条件：温度 75，压力 0.4MPa(g)。3.1.2 1#改质煤焦油产品规格1#改质煤焦油满足石脑油标准 Q/SY26-2009，产品指标见表 3.1-2。 表 3.1-21#改质煤焦油指标序号规格1#改质煤焦油1馏分范围，1652密度，g/cm3(20)0.7753总硫，wtppm14总氮，wtppm15馏程，IBP/5610%9830%10950%12070%13190%158EBP1656辛烷值643.1.3 2#改质煤焦油产品规格2#改质煤焦油部分满足 GB-T19147-2003 车用柴油标准，49、具体指标 见表 3.1-3。表 3.1-32#改质煤焦油产品性质序号规格2#改质煤焦油1馏分范围，1653302密度，g/cm3(20)0.8693馏程，4IBP/166510%21030%22950%24870%27790%308EBP3266凝点，-107十六烷指数43.13.1.4 重质煤焦油产品规格重质煤焦油质量指标见表 3.1-4。表 3.1-4 重质煤焦油产品性质序号规格重质煤焦油1馏分范围，3302密度，g/cm3(20)0.893馏程，4IBP/331510%34330%35550%37170%39390%428EBP4576凝点，203.1.5 液化气产品规格液化气产品满足 50、GB11174-1997 标准要求，具体指标见表 3.1-5。表 3.1-5液化气指标序号项目限制值实验方法1总硫，mg/Nm3343 (max)SH/T 02222H2S含量，mg/Nm360 (max)3铜片腐蚀，级1SH/T 02324蒸发残留物，mL/100mL0.055C5 及C5以上组分含量，%(v/v) 3.03.1.6 煤沥青产品性质煤沥青产品性质见表 3.1-6。表 3.1-6煤沥青性质指标分率，m%备注QI，%15.50TI，%31.00软化点，90.00结焦值，%55.203.1.7 精酚产品性质精酚产品性质见表 3.1-7 至表 3.1-11。（1）苯酚产品满足 GB/51、T6705-2008 标准要求，具体指标见表 3.1-7。表 3.1-7苯酚产品性质项目指标或要求备注结晶点40以上含水分0.2%中性油试验0.1%颜色白色以至略有颜色的结晶（2）邻位甲酚产品满足 GB/T2279-2008 标准要求，具体指标见表 3.1-8。表 3.1-8邻位甲酚产品性质项目指标或要求备注2，6二甲酚含量2%邻甲酚含量（干基）96%含水分0.5%苯酚含量2%颜色无色至淡红色液体（3）间对甲酚产品满足 GB/T2280-2008 标准要求，具体指标见表 3.1-9。表 3.1-9间对甲酚产品性质项目指标或要求备注密度（20）1.03-1.04 g/cm3含水分0.3v%19552、-205馏出量95v%馏出间甲酚含量50%中性油含量2%颜色无色至褐色透明液体（4）工业甲酚（混合甲酚）产品满足 GB/T2599-1997 标准要求，具体指标见表 3.1-10。表 3.1-10工业甲酚产品性质项目指标或要求备注比重1.035-1.05 g/cm3水分1v%间甲酚含量34%中性油含量1%190前馏出量5v%220前馏出量95v%颜色无色以至棕红色透明液体（5）工业二甲酚产品满足 GB/T2600-2009 标准要求，具体指标见表 3.1-11。表 3.1-11工业二甲酚产品性质项目指标或要求备注比重1.01-1.04 g/cm3水分1v%间甲酚含量34%中性油含量1%205前53、馏出量5v%225前馏出量95v%颜色无色以至棕红色透明液体3.1.8 半焦产品性质半焦产品性质见表 3.1-12。表 3.1-12半焦产品指标项目质量标准国家规定优级品铁合金标准固定炭，%8085灰分（Ad），%910氧化铝（Al2O3），%22磷（P），%0.0250.025硫（S），%0.30.80水分（H2O），%8 （外售）8挥发分（Vdaf），%74电阻率（），10-5m310022003.2 中间产品的性质3.2.1 煤焦油本项目煤焦油预计性质见表 3.2-1。表 3.2-1*煤焦油主要性质油样指标全馏分原料油油样指标全馏分原料油密度（20），g/cm30.984N，ppm74654、2馏程，ASTM D7169C， m%81.65IBP/10%142/222H， m%9.6230%/50%298/367金属含量，ppm70%/85%435/551其中： Ca/Zn333.3/1.1EBP-Pb/Mn2.9/1.6灰分，%0.183V/Mg0.2/24.8残炭，m%4.94Na/Ni10.0/0.3凝点，32K/Cu7.8/1.0S， ppm1600Fe/Co79.2/0.13.2.2 氢气装置用氢气由干馏煤气制备，氢气指标见表 3.2-2。表 3.2-2氢气指标介质H2Ar+N2CO+CO2组成，%99.90.130ppm限制值，%99.80.230ppm，其中CO10p55、pm3.2.3 荒煤气本项目利用荒煤气做为 PSA 的原料气，荒煤气预计组成见表 3.2-3。表 3.2-3荒煤气组成组分分子式V%氢气H229.73二氧化碳CO210.63一氧化碳CO10.18甲烷CH47.06C2+CnHm0.64氧气O20.2氮气N239.68水H2O1.88合计100.003.2.4 解析气解析气预计组成见表 3.2-4。表 3.2-4解析气预计组成组份（V%）合计（V%）H2N2CO2COCH4O2CnHmH2O解析气9.78851.84226.1061.1019.2270.0000.8371.099100.003.3 总物料平衡全厂总物料平衡见表 3.3-1。表 56、3.3-1全厂总物料平衡（单位：万吨/年）物料名称数量产品名称数量煤炭1100.00C1-C2 气体2.94外购煤焦油60.00液化气3.20DMDS0.481#改质煤焦油40.61Na2CO30.232#改质煤焦油71.75蒸汽28.00煤沥青40.00尾油0.14原料合计1188.71H2S+NH31.67H202.32精酚6.40半焦510.00粉煤100.00硫磺0.45解析气408.98损失0.25产品合计1188.714工艺装置本项目以新疆淖毛湖煤为原料生产半焦、粗焦油、荒煤气。粗焦油 加工成 1#改质煤焦油、重质芳烃、干气、液化气等。原料煤运入厂区， 进入内热式半焦装置，出装置物57、料有粉煤、半焦、荒煤气、煤焦油。荒 煤气经过荒煤气制氢装置，完成 CO 低温变换过程和变换气两级 PSA 分 离过程，出装置物料有氢气、燃料气、硫磺。煤焦油经焦油加工装置完 成分类处理，出装置物料有改质煤焦油、精酚、液化气、重质煤焦油等。 富余荒煤气去发电联产,制氢解析气去污水焚烧炉。4.1 半焦生产工艺4.1.1 热解工艺的选择4.1.1.1 热解工艺选择的条件半焦生产的主要设备是干馏炉，炭化工艺的选择取决于炉型的选择， 干馏炉的型式不仅影响原煤的利用率，而且影响煤焦油的收率和煤气的 综合利用方向。本项目在原料上充分利用当地丰富的煤来发展煤化工。产品方案的 设计上，以半焦生产焦油加工荒煤气利58、用为发展主线，把焦化行业 半焦（半焦）生产和油品等生产融合在一起。因此，从技术成熟、项目 适用性考虑，炭化炉型选择采用内热式直立炉或外热式直立炉。4.1.1.2 单元工艺技术方案的选择半焦装置主要包括备煤单元、炭化单元、筛焦单元、鼓冷单元、荒煤 气脱硫单元。所生产半焦供电石厂，生产过程产生的荒煤气50%用于回用提供直立炉炭化所需热量，剩余50%供给下游荒煤气制氢装置制取高纯氢气作为焦油加工装置原料。在生产工艺流程和设备选型上，充分考虑了整 个项目的产品方案规划，结合当地煤炭资源和本项目的资金筹集、投入等 情况，选择了技术先进、操作可靠、装备水平较先进的工艺流程。本装置采用内热式直立炉，单孔直立59、炉最大生产能力为 28.4t/d，单 座直立炉最大生产能力为 340.8t/d，设备产能在国内处于领先地位。4.1.1.3 熄焦方式选择由于入炉煤的热稳定性差，半焦强度低，本工艺选择水熄焦。水熄 焦工艺是赤热焦炭通过水套部分冷却后，落入水封槽，与水封槽内的水 换热，同时产生部分蒸汽与焦炭发生水煤气反应进行熄焦。蒸汽熄焦工 艺是将锅炉产生的蒸汽通过排焦箱进入炉内，与炭化室内的赤热焦炭发 生水煤气反应进行熄焦。4.1.1.4 鼓冷工艺技术方案的选择冷鼓、电捕的主要任务是煤气的冷凝、冷却和加压输送；焦油、氨 水和焦油渣的分离、贮存和输送；煤气中焦油雾滴及萘的脱除。针对半焦产生焦油比重小、轻质焦油占比60、例较大的特点，采用间直冷 混合流程。生产实践证明，该流程生产工艺稳定，焦油脱出效果好，回 收率高，配套环保措施后，完全实现废气、废水达标排放。间-直冷工艺是采用直冷和间冷的主要设备及主要设施对煤气进行冷 却及回收焦油，主要设备为直冷塔及间冷塔和循环水池，投资、生产污 水量、煤气冷却温度介于直冷和间冷之间，对于半焦生产焦油回收率高。4.1.1.5 荒煤气脱硫工艺的选择湿式氧化法脱硫是将硫化氢在液相中氧化成元素硫并予以分离 ，其特点为：可将 H2S直接转化为单质硫;脱硫效率高，净化后的气体残硫量低;既可在常压下操作 ，又可在加压下操作;脱硫剂可以再生循环使用 ， 运行成本低。本单元包括硫化氢的脱除61、和硫磺的回收。其主要任务是将煤气中的 硫化氢含量脱至200mg/Nm3，并回收硫磺。目前，焦化行业普遍采用的湿式氧化脱硫方法主要有 PDS 法、改良ADA 法、栲胶法等。这三种方法脱硫效率相差不大，但对不同的煤气有 选择性，本工艺方案选择 PDS 法对荒煤气进行脱硫净化。由东北师范大学研制的 PDS 法脱硫技术，1986 年已通过吉林省科委的 技术鉴定。目前在全国有上百套生产装置采用此项技术，广泛用于焦炉气 的脱硫。其特点：PDS 活性好，用量少; 生成的单质硫易分离，一般 不会发生硫堵; 在脱除 H2 S 的同时能脱除部分有机硫; PDS 亦可单独 使用，可以不加钒，副反应少，无废液排放。P62、-400 脱硫催化剂由东北师范大学精细化工开发公司开发 ，适用于各 种低硫、高硫 (H2S 含量在 0.3500.0 g/m3)气体和低粘度液体的脱硫、脱 氰。溶液组成简单，不需加任何助剂，运行成本比 ADA 法低 70%左右。888 脱硫催化剂由东北师范大学实验化工厂开发，适用范围广，除具备 PDS 的特性外，还具有如下特点: 不加其它助催化剂; 脱硫贫液悬浮硫含量 低，不堵塔; 再生时 ，浮选出的硫磺颗粒大，溶液粘度低，硫磺易分离；脱除有机硫效率为 50%80%；在同等负荷和工况条件下，催化剂消 耗费用比同类产品低 20%以上。4.1.2 工艺流程与主要设备选择原料煤在卸车槽内由给煤机均匀63、加至胶带输送机，胶带机将煤输送 至筛分室筛分。筛下粉煤直接进入粉煤仓，筛上合格块煤经由胶带机运至直立炉炉顶煤仓；合格块煤经放煤旋塞和辅助煤箱装入炭化室内，加入炭化室的块煤自上而下移动，与燃烧室送入炭化室的高温气体逆流接 触。炭化室的上部为预热段，块煤在此段被加热到 80550左右。块煤 继续向下移动进入炭化室中部的干馏段，块煤通过此段被加热到 700， 并被炭化为半焦。半焦通过炭化室下部的冷却段后进入筛焦单元，通过 水熄焦和干燥后半焦进入板式输送机，然后通过胶带机，经多层振动筛 筛分，不同筛分粒级半焦分别进入各自料棚。炭化过程中产生的煤气与燃烧室进入炭化室的高温废气，以及冷却 半焦产生的煤气的64、混合气，经上升管、桥管进入集气槽，80100左右 的混合气（荒煤气）在桥管和集气槽内经循环氨水喷洒被冷却至 7080 左右。冷却后的煤气经吸气管与冷凝下来的氨水焦油一起进入直冷洗涤 塔；氨水由直冷洗涤塔上部喷淋，下部带有焦油的氨水进入冷环水槽； 煤气由直冷洗涤塔下部进入，上部排出进入横管初冷器；将煤气由 80 冷却到 3540。煤气经电捕焦油器后进入离心风机加压，煤气部分送 回直立炉和空气经烧嘴混合，在水平火道内燃烧，燃烧产生的高温废气， 通过在炭化室侧墙面上均匀分布的进气孔进入炭化室，利用高温废气的 热量将煤料进行炭化；剩余煤气经脱硫单元进入煤气气柜，经加压后煤 气去荒煤气制氢装置。从气液分65、离器出来的焦油、氨水，自流入热环水槽静置分离焦油， 从直冷洗涤塔出来的焦油氨水，自流入冷环水槽静置分离焦油，焦油经 焦油中间槽后用泵送至焦油贮槽脱水，热循环氨水用泵送至炉顶集气管 循环使用；冷循环氨水送至直冷洗涤塔循环使用。从横管初冷器出来的 焦油氨水，自流入冷环水槽静置分离焦油，焦油用泵送至焦油贮槽脱水， 冷循环氨水用泵送至横管初冷器循环使用。从焦油贮槽脱水后的焦油（水分4%）用焦油泵送至焦油加氢单元焦油原料槽。来自鼓冷单元的粗煤气（H2S含量1200mg/Nm3）进入脱硫塔，与 塔 顶 喷 淋 下 来 的 脱 硫 液 逆 流 接 触 ， 经 洗 涤 后 的 煤 气 H2S 含 量 小 于266、00mg/Nm3，脱硫后的煤气进捕雾段除去雾滴送至煤气柜。富液通过再生 装置及熔硫釜对硫磺进行再生脱硫。鼓冷单元剩余氨水首先进入污水贮池，在贮池中除去焦油、悬浮物 等物质，用高压泵经过污水喷嘴入污水焚烧炉，在焚烧炉内污水中的污 染物经过高温焚烧，产生 CO2 和 H2O 等无害物质经余热锅炉换热后放入 大气，余热锅炉产生蒸汽可作为合成气制备单元气化剂使用。4.1.2.1 备煤单元（1）概述半焦装置所用的原料煤要求为 620mm 及 20-100mm 的煤，所需块 煤直接由煤矿供给，装置单元适当考虑原料煤的筛分。备煤设施要保证 炭化单元半焦生产提供装炉煤，每日需要煤量为 30300t。（2）工艺67、流程及主要设施 根据装置生产用煤和外来煤情况，备煤部分采用煤棚贮存、机械化运煤、筛分、布料，减少操作人员数量，改善操作条件。整个单元由贮 煤场、胶带输送机、转运站和筛分站组成。采用煤棚贮存由煤矿运来的合格原料煤，贮煤量约 15 万 t，能保证 半焦装置 3-5 天的生产用煤量。原料煤由铲车铲入 20 个卸车槽，由给煤机均匀加至胶带输送机，胶 带机将煤输送至筛分室筛分。筛下粉煤直接进入粉煤仓，然后由汽车运 走，筛上 6-20 的小粒煤经由胶带机运至第一组立式炉炉顶煤仓，煤仓有6 个下料口，筛上 20-100 合格块煤经由胶带机运至第二、三立式炉炉顶煤仓。煤仓有 26 个下料口，煤经放料阀放入胶带68、式布料机上，分别供应煤仓下 324 座炭化炉。 胶带机、炉顶布料机均设置轻型结构通廊，解决防冻、防风、防雨及防尘问题。在煤料转运站，设计有防尘除尘装置。设备用上煤皮带。4.1.2.2 炭化单元（1）概述本工程年产半焦 510 万吨，炭化部分采用内热式水平火道直立炉， 本单元采用两种不同的炉型，两种炉型炉具有热效率高、生产能力大、 能灵活调整加热温度、炉顶温度低、焦油产率高、投资低等优点。炭化单元采用直立式炭化炉，炉顶定期通过转筒阀将煤料加入辅助 煤箱，再随炉料下移逐渐进入炭化炉完成炭化过程，最后由炉底经推焦 机、板式输送机排出。该工艺流程是连续的机械化过程，有效减少操作 人员数量，改善操作条件69、。（2）炭化单元布置本单元为 324 座直立炉并排布置。其中 224 座直立炉共享一个上 煤系统，另外 124 座直立炉用 1 个上煤系统。每组直立炉配有单独的出 筛焦系统。24 座直立炉中部为上煤系统，半焦水熄焦后，从直立炉一端 出焦，汇合进入筛焦系统。（3）主要工艺参数 内热式直立炭化炉的主要工艺参数如表 4.1-1。表 4.1-1炭化炉的主要工艺参数项目指标 炭化炉炉孔数 22412 炭化室长度3600mm炭化室高度8200mm炭化室宽度540mm炭化室有效容积21.23m3每日每孔装干煤量43.5t/d孔装炉煤水分5%燃烧室水平火道个数2 个炭化室中心距1750mm回炉煤气热值668870、8360kJ/ Nm3焦炉生产能力28.4 t/d孔（4）工艺流程由备煤单元运来合格的装炉煤首先装入炉顶最上部的煤槽内，再经放 煤旋塞和辅助煤箱装入炭化室内。根据生产工艺要求，每半小时打开放煤 旋塞向炭化室加煤一次。加入炭化室的块煤自上而下移动，与燃烧室送入 炭化室的高温气体逆流接触。炭化室的上部为预热段，块煤在此段被加热 到 80550左右；块煤继续向下移动进入炭化室中部的干馏段，块煤通过 此段被加热到 700，并被炭化为半焦；半焦通过炭化室下部的冷却段时， 被通入此段熄焦产生的蒸汽和熄焦水冷却到 80左右，进入筛焦单元。煤料在炭化过程中产生的煤气与燃烧室进入炭化室的高温废气和冷却 半焦产生71、的煤气的混合气（荒煤气），经上升管、桥管进入集气槽，80100 左右的混合气（荒煤气）在桥管和集气槽内经循环氨水喷洒被冷却至 7080左右。冷却后的煤气经吸气管与冷凝后的氨水焦油一起进入鼓冷单元。 直立炉加热用的煤气是经过鼓冷单元进一步冷却和净化后的煤气。直立炉加热用的空气由空气鼓风机加压后供给。煤气和空气经烧嘴混合，在 水平火道内燃烧，燃烧产生的高温废气，通过在炭化室侧墙面上均匀分布 的进气孔进入炭化室，利用高温废气的热量将煤料进行炭化。烧嘴设上下 两层，加热以下层为主，上层主要起安全作用。（5）直立炉炉体炉体结构及特点、入炉煤粒度 20-100mm 的炭化炉特点该炉型较一般直立炭化炉扩大了72、炉容，炭化室长度由 2100mm 增加 到 3600mm，高度由 7000mm 增加到 8200mm，从而为直立炭化炉的稳产、 高产提供了有利条件。增大了燃烧室的容积和适当增加进气孔数量，使煤气和空气在燃烧 室充分燃烧，热废气均匀进入炭化室，从而有效防止挂渣和进气口的剥蚀。每孔炭化室两侧分别设有上下两层共 2 个独立的水平火道（燃烧室）， 可灵活地调节每孔炭化室的温度分布，确保整炉产品质量均匀、稳定。、入炉煤粒度 6-20mm 的炭化炉特点炭化室上宽、下窄，空气和煤气在支管混合器混合，由炉体中下 部喷入布气花墙后燃烧，燃烧后的气体即进入炭化室扩大部分，加热气 体 通过料层的通道加大，炉体阻力减73、小，有利于顺行生产。适当降低炭化炉高度，减少了炭化室压力，从而为直立炭化炉的 稳产、高产提供了有利条件。4.1.2.3 筛焦单元本单元是按运输、筛分直立炭化炉 510 万 t/a 半焦生产能力设计的， 每日需运焦、筛焦 15455t。采用机械化运焦、筛分方式，减少操作人员 数量，改善操作条件。整个单元由板式输送机、胶带机、转运站、筛焦 装置、移动胶带机和贮焦棚组成。每座炭化炉排出的半焦进入板式输送机，然后通过胶带机，经多层 振动筛筛分，不同筛分粒级半焦分别进入各自料棚。胶带机均设置通廊， 解决防冻、防风、防雨、防尘问题。在半焦转运点设计有防尘除尘装置。从直立炉炉端排出的半焦，分别经板式输送机落74、到胶带机上，然后通过胶带机，经多层振动筛筛分，不同筛分粒级半焦分别进入各自料棚。贮焦棚总面积为约 21.9 万平米，能贮存分级的半焦约 25 万吨，满足半焦 产品 15 天的贮存要求。4.1.2.4 鼓冷单元（1）概述本单元设计处理荒煤气量（设计值）为 158.4 万 Nm3/h（实际值 144万 Nm3/h）。间冷循环水量 29400 m3/h，直冷循环水量 21600m3/h。设计基础数据炭化室孔数32412=864 每孔炭化室容积21.23m3 每孔生产能力28.4t/d孔 煤料水分20% 每吨干煤产煤气量14001500 m3能源条件电：高压10000 V低压380V/22050HZ蒸75、汽：压力0.6 MPa温度145左右 循环冷却水：供水温度 28-30 回水温度 35-40 供水压力 0.6 MPa产品荒煤气 57.02108Nm3/a煤焦油产量1000000t/a煤焦油含水4%（2）流程、特点、主要技术操作工艺指标 自直立炉出来的荒煤气，在集气管被循环氨水喷洒冷却至 7080后，沿吸煤气管经气液分离器进入直冷洗涤塔；氨水由直冷洗涤塔上部 喷淋，下部带有焦油的氨水进入冷环水槽；煤气由直冷洗涤塔下部进入， 上部排出进入横管初冷器；将煤气由 80冷却到 3540。煤气经电捕 焦油器后进入离心风机加压，煤气 50%送回直立炉作为燃料对原煤进行 炭化和对焦炭的干燥，50%供给下游76、工艺单元，剩余煤气经脱硫单元进入 煤气气柜，经加压煤气去制氢。从气液分离器出来的焦油、氨水，自流入热环水槽静置分离焦油， 从直冷洗涤塔出来的焦油氨水，自流入冷环水槽静置分离焦油，焦油经 焦油中间槽后用泵送至焦油贮槽脱水，热循环氨水用泵送至炉顶集气管 循环使用；冷循环氨水送至直冷洗涤塔循环使用。从横管初冷器出来的焦油氨水，自流入冷环水槽静置分离焦油，焦 油用泵送至焦油贮槽脱水，冷循环氨水用泵送至横管初冷器循环使用。从焦油贮槽脱水后的焦油（水分4%）用焦油泵送至焦油加氢单元 焦油原料槽。4.2.1.5 荒煤气脱硫单元（1）概述本单元采用以 PDS 为催化剂的湿法脱硫技术，熔硫采用内分式熔硫 釜。（77、2）工艺流程 再生塔来自鼓冷单元的粗煤气（H2S含量1200mg/Nm3）进入脱硫塔，与塔顶喷淋下来的脱硫液逆流接触，经洗涤后的煤气H2S含量小于200mg/Nm3，脱硫后的煤气进捕雾段除去雾滴送至煤气柜。 吸收了H2S、HCN的脱硫液从脱硫塔底流出，经液封槽进入反应槽(溶液循环槽)，经补充从催化剂贮槽滴加催化剂溶液后，用循环泵送到溶液 加热器，使溶液保持在35左右进入再生塔；同时从再生塔底部通入压缩空气和脱硫富液，使 溶液在塔内得以氧化再生。再生后的脱硫液返回脱硫塔顶循环喷淋脱硫。浮选出的硫磺泡沫，利用位差自流到硫泡沫槽，再由硫泡沫泵加压 后送连续熔硫釜，用蒸汽加热使硫熔融，并与清液分离，清78、液入溶液缓 冲槽降温后由液下泵送至溶液循环槽循环使用，得到的硫放至冷却盆， 冷却后外售。4.1.3 装置消耗指标及能耗表 4.1-2半焦装置消耗指标及能耗序号物料名称单位数量备注原材料消耗1块煤万 t/a1000（湿）2碳酸钠t/a2263动力消耗1生产用水t/h272生活用水t/h11.723循环水t/h294004电装机容量:kW66698.04工作容量:kW52403.24年耗电量:kWh/a33.201075蒸汽t/a237600（需用量）6煤气Nm3/a114.04108其中：直立炉加热Nm3/a57.02108外供Nm3/a57.021084.2 煤焦油加氢装置4.2.1 工艺技术79、方案选择综合国内实践效果来看，轻油加氢精制、馏分油加氢裂化、延迟焦 化+加氢精制是三种主流工艺路线。本装置选用第二种馏分油加氢工艺， 煤焦油利用率高，产品性质优良。该工艺属清洁生产工艺，建设投资略 高，操作简单，无需购买轻烃和石油，百分之百加工煤焦油。加氢技术 在石油行业是非常成熟的洁净生产技术，技术可靠。焦炉副产煤焦油含有大量的烯烃、多环芳烃等不饱和烃及硫、氮化 合物，酸度高、胶质含量高。采用加氢裂化工艺，可完成不饱和烃的饱 和、脱硫、脱氮反应、芳烃饱和，大大改善其安定性、降低硫含量和降 低芳烃含量的目的，获得优质化工原料。选择该工艺，煤焦油利用率高，小于 460煤焦油馏分可 100%转化 80、为优质化工原料，产品性质优良。该工艺属清洁生产工艺，建设投资略 高，操作简单，无需购买轻烃和石油，百分之百加工煤焦油。加氢技术 在石油行业是非常成熟的洁净生产技术，中煤龙化哈尔滨煤制油有限公 司 5 万吨/年低温气化煤焦油加氢装置（最初设计能力 3 万吨/年）已经正 常生产超过五年，七台河宝泰隆 10 万吨/年高温煤焦油加氢裂化装置已 经正常运转超过两年。煤焦油加氢生产液体燃料，工艺流程相对简单、投资省、技术成熟、 符合环保要求，综合各种因素，推荐采用*能源科技有限公司的 煤焦油加氢技术。4.2.2 工艺流程简述加氢装置主要包括煤焦油加氢精制及加氢裂化单元和加氢改质单 元，其中：加氢精制及裂化81、单元主要包括原料预处理部分、反应部分、分馏部分和吸收稳定部分、气体脱硫及胺液再生部分；加氢改质单元主要包括反应部分和汽提部分。4.2.2.1 煤焦油加氢精制及加氢裂化单元（1）原料预处理部分 原料煤焦油由罐区进料泵送入离心过滤机进行三相分离。脱除的氨水进入氨水罐，经氨水泵送出装置。脱除固体颗粒后的煤焦油进入滤后油缓 冲罐，经过滤后油泵升压后进入原料油缓冲罐，经原料油泵、换热器与常 压塔中段油换热至 157，再与减压塔一中回流、二中回流、减压塔底煤 沥青、裂化产物及精制产物换热升温至 320后进入常压塔。常压塔顶气 体经空冷器和水冷器冷凝冷却至 40，进入常压塔顶油水分离罐。常压塔 顶油水分离罐82、中液体由常压塔顶油泵加压。一部分作为回流，返回常压塔 顶。另一部分作为加氢精制进料进入加氢精制缓冲罐。常压塔中段油部分 以回流形式取热，部分换热后直接送至加氢精制缓冲罐作为加氢精制进 料；常压塔底重油由泵加压后与精制产物换热升至 360，然后进入减压 塔。减压塔顶气体经水冷器冷凝冷却至 40后进入减压塔顶油水分离罐， 减压塔真空由减顶抽真空系统提供。减压塔顶油水分离罐中液体由减压塔 顶油泵加压后送出装置，罐底的水由减压塔顶水泵送至装置外。减压塔一 中循环油由泵升压后一部分回到减压塔中部，另一部分与原料换热后经一 中回流空冷器冷却至 50，然后返回至减压塔顶；减压塔二中循环油经泵 升压后，一部分83、送至减压塔中部，一部分送至减压塔下部，剩下部分送至 加氢反应部分。减压塔底沥青与原料油换热后作为产品送出装置。（2）反应部分加氢精制部分 加氢精制原料油经过滤器过滤后进入加氢精制缓冲罐，罐内原料油经加氢精制进料泵加压后与精制产物换热升温至 221（初期），通过与加氢精制循环氢混合进加氢精制反应器，入口温度通过调整循环氢换热后温度 调整，经四台加氢精制反应器，对原料脱硫、脱氮、脱氧和烯烃饱和。四 台反应器的各床层入口温度通过由精制循环氢压缩机来的冷氢控制。反应 器入口操作压力约 16.7MPa。反应器出口 370（初期）的精制产物送往 高低压分离系统。精制氢气加热炉用于开工时加热加氢精制的混合氢84、。加氢裂化部分 加氢裂化原料油经过滤器过滤后进入加氢裂化进料缓冲罐，然后由加氢裂化进料泵加压后，经换热器与裂化产物换热升温至 387（初期），与 来自加热炉的裂化热氢混合后进入串联的两台加氢裂化反应器。两台反应 器的各床层入口温度通过由裂化循环氢压缩机来的冷氢控制。反应器入口 操作压力约 16.7MPa。反应器出口 404（初期）的高温反应产物送往高 低压分离系统。高低压分离部分 加氢精制反应产物分别与减压塔进料（一次）、常压塔进料（二次）、精制进料（三次）、分馏进料（四次）和硫化氢汽提塔进料（五次）换热， 降温至 270，入精制热高压分离罐进行气液分离。精制热高压分离罐的 液体，减压后排入精85、制热低压分离罐。精制热高分罐顶部气体分别与裂化 循环氢、精制循环氢换热，再由精制产物空冷器冷却到 50，入精制冷高 压分离罐再次进行气液分离。其间，为避免反应产生的铵盐堵塞空冷器， 在空冷器入口前注入脱盐水。热低压分离罐底部液相与顶部气相分别进入 硫化氢汽提塔中部。精制冷高压分离罐的液体，减压后排入冷低压分离罐， 气体进精制循环氢压缩机入口的精制循环氢缓冲罐。冷低压分离罐的液体，裂化热高压分离罐顶部气体换热升温至 175后与精制产物换热升温至 251，进入硫化氢汽提塔。冷低压分离罐气体进入硫化氢汽提塔，冷 低压分离罐底设有分水包，含硫污水进入酸性水汽提装置。加氢裂化反应产物分别与裂化原料、裂化86、氢气、精制氢气、常压进料 换热，降温至 270，入裂化热高压分离罐进行气液分离，裂化热高压分 离罐顶部气体换热后进入裂化产物空冷器冷却到 50，进入裂化冷高压分 离罐。裂化冷高压分离罐的液体，减压后排入冷低压分离罐，气体进裂化 循环氢压缩机入口的裂化循环氢缓冲罐。为确保安全运行，精制热高压分离罐、精制冷高压分离罐、裂化热高 压分离罐、裂化冷高压分离罐都设有液位低低检测，并可以联锁关闭相应 切断阀。压缩机系统 本系统有新氢压缩机（一用一备）、精制循环氢压缩机（一用一备）、裂化循环氢压缩机（一用一备）共 6 台压缩机。精制循环氢系统和裂化循 环氢系统各自独立。补充的新氢由制氢装置来，进入新氢分液罐87、，可通过新氢压缩机出口 返回线调节阀，调节新氢压缩机出口压力。新氢经过新氢压缩机三级压缩 升压至 17.5MPa，与循环氢混合进入反应系统。来自精制冷高压分离罐的精制循环氢气，进入精制循环氢缓冲罐沉降 分离凝液后，经精制循环氢压缩机压缩升压至 17.2MPa。压缩机出口气体 分为三个部分：一部分至精制产物空冷器入口，用于稳定压缩机的运行， 保持压缩机入口流量稳定；一部分经换热升温后送往精制反应系统；另一 部分则作为冷氢送至精制反应器。精制循环氢缓冲罐出口管线设有流量控 制的放空系统，用于反应副产的不凝性轻组分的排放，以保证精制循环氢浓度。该部分气体排入低分气总管。精制循环氢缓冲罐的操作压力为加88、氢精制系统的系统压力控制点，主要由补充氢供应系统控制。 来自裂化冷高压分离罐的裂化循环氢气，进入裂化循环氢缓冲罐沉降分离凝液后，经裂化循环氢压缩机压缩升压至 17.2MPa。压缩机出口气体 分为三个部分：一部分循环至裂化产物空冷器出口，用于调节压缩机的出 口压力；一部分作为控制裂化反应床层温度的冷氢，直接送往裂化反应器； 另一部分则经换热升温后，送至裂化反应系统。裂化循环氢缓冲罐出口管 线设有流量控制的放空系统，用于反应副产的不凝性轻组分的排放，以保 证裂化循环氢浓度。该部分气体排入低分气总管。裂化循环氢缓冲罐的操 作压力为加氢裂化系统的系统压力控制点，主要由补充氢供应系统控制。为确保安全运行89、，精制循环氢压缩机和裂化循环氢压缩机入口缓冲罐 都设有超高液位检测，并可以联锁停机；循环氢压缩机入口缓冲罐都设有 慢速和快速两套泄压系统，供紧急状态泄压或紧急停车使用。压缩机系统 各分液罐的凝液集中送回精制冷低分罐。（3）分馏部分 来自热低压分离罐的的精制热低分气、精制热低分油和来自冷低压分离罐的冷低分油、冷分气及加氢改质装置的低分气送入硫化氢汽提塔，塔 顶气体通过空冷器、水冷器冷凝冷却至 40，进入硫化氢汽提塔顶回流罐。 硫化氢汽提塔顶回流罐气体进入吸收脱吸塔下部，液体则经硫化氢汽提塔 顶回流泵升压后一部分回流至硫化氢汽提塔顶，另一部分送至吸收脱吸塔 下部，罐底含硫污水送至含硫污水总管。硫化90、氢汽提塔底油与产品分馏塔 中段回流油换热后与精制产物换热升温至 252，送入分馏塔进料闪蒸罐。分馏塔进料闪蒸罐顶部气体进入产品分馏塔进一步分离，底部馏分经 分馏进料加热炉加热升温后进入产品分馏塔底部。产品分馏塔顶采用压力控制，通过回流罐放空和补充氮气实现，放空量及氮气的量通过压力的分程调节来实现。塔顶气体经空冷器冷凝冷却至 50，进入分馏塔顶回流罐。 分馏塔顶回流罐液体经分馏塔顶回流泵加压后，一部分作为回流送回产品 分馏塔顶，一部分冷却后送至吸收稳定部分。分馏塔顶回流罐的冷凝液由 分水包排出，经分馏塔顶冷凝水泵加压后送至注水罐。2#改质煤焦油分由 产品分馏塔中段采出，在汽提塔中经重沸器汽提，最91、终由产品泵抽出，与 稳定塔进料换热后，经空冷器冷却至 50，作为产品送出装置。产品分馏 塔底的重质煤焦油经重质煤焦油泵升压后作为 2#改质煤焦油汽提塔和稳 定塔底重沸器热源实现能量综合利用，然后分三路：一路通过分馏塔进料 加热炉升温后返塔；一路作为循环油送至裂化反应部分；另一路经重质煤 焦油空冷器冷却后作为重质煤焦油产品送出装置。（4）吸收稳定部分 来自分馏塔顶回流罐的油、硫化氢汽提塔顶气体及液体进入吸收脱吸塔，吸收后的脱吸塔顶干气送至干气脱硫塔，塔底再沸器的热源为产品分 馏塔来的中段回流油，再沸器返塔温度 186，吸收脱吸塔底油经塔底泵 加压后与 2#改质煤焦油油换热升温后进入稳定塔。稳定塔92、顶气体经塔顶空 冷器、水冷器冷凝冷却至 40 后进入稳定塔顶回流罐，回流罐内液体经稳 定塔顶回流泵升压后一部分回流至稳定塔顶，另一部分作为液化气产品送 至液化气脱硫塔。稳定塔底再沸器热源为产品分馏塔底的重质煤焦油，再 沸器返塔温度 233。稳定塔底油经空冷器、水冷器冷凝冷却至 40后作 为 1#改质煤焦油产品送出装置。（5）脱硫及胺液再生部分 干气自吸收脱吸塔顶经干气冷却器进入干气分液罐，分液后的干气自罐顶部进入干气脱硫塔底部，与塔上部进入的贫胺液接触后，由塔顶部出至燃料气管网。塔底部富液进入富胺液闪蒸罐。液化气自稳定塔回流泵送至液化气脱硫塔底部，经与贫胺液逆向接触 后，液化气产品从塔顶送至罐93、区。塔底富胺液进入富胺液闪蒸罐。富胺液闪蒸罐内胺液由溶剂再生进料泵加压，与来自硫磺回收装置富 胺液混合后，经贫富液换热器换热至 102后送至溶剂再生塔。塔顶酸性 气至硫磺回收装置，塔底再沸器用低压蒸汽做热源，再沸器返塔温度121，塔底贫胺液经塔底泵加压后与富胺液换热降温，再经水冷器入贫 胺溶液储槽。再生后的贫胺液由干气脱硫贫液泵、液化气脱硫贫液泵送至 干气脱硫塔、液化气脱硫塔和硫磺装置使用。4.2.2.2 加氢改质单元（1）反应部分2#改质煤焦油自煤焦油加氢装置进入原料油过滤器，脱除固体颗粒后 的 2#改质煤焦油进入原料缓冲罐，经反应进料泵加压后与循环氢混合，经 换热后与反应产物换热至 28094、（反应初期），再进入反应进料加热炉，加 热升温至 340（反应初期）后由顶部进入加氢改质反应器。原料 2#改质 煤焦油、氢气在催化剂的作用下发生加氢精制、加氢改质反应。反应产物 由反应器底部出来，分别与混氢油、低分油和混氢油换热至 140，然后 与来自注水罐经注水泵升压至 11.35MPa 的除盐水混合后一起进入反应产 物空冷器冷却至 50进入高压分离器。来自高压分离器顶部的循环氢进入循环氢分液罐，循环氢经循环氢压 缩机压缩至 12.9MPa，压缩机出口气体分为三部分：一部分送至反应产物 空冷器入口注水点后，用于稳定压缩机的运行，保持压缩机出口压力稳定； 一部分作为控制反应床层温度的冷氢，直接95、送至加氢改质反应器，分三股 注入催化剂床层上部；另一部分则与补充的新氢混合后送至反应进料泵出口与原料 2#改质煤焦油混合。循环氢分液罐出口管线设有流量控制的放空系统，用于排去反应副产的不凝性轻组分，以保证循环氢浓度。循环氢分 液罐的操作压力为本装置反应系统的系统压力控制点，主要由补充氢供应 系统控制。高压分离器底部高分油进入低压分离器，低压分离器顶部设有 压力控制的放空系统，放空的低分气送至煤焦油加氢装置。低分油由低压 分离器底部出来经换热器与精制 2#改质煤焦油换热至 198，然后与反应 产物换热升温至 260后进入汽提部分。高压分离器与低压分离器底部的 含硫污水合并后送至酸性水汽提装置。（96、2）汽提部分 低分油换热后进入汽提塔底部，汽提塔底部通入过热蒸汽（1.0MPa，350），塔顶气体经汽提塔顶空冷器、水冷器冷凝冷却至 40，进入汽提 塔顶回流罐，回流罐顶部设有压力控制系统，汽提塔顶回流罐气体送至燃 料气管网，液体则经汽提塔顶回流泵升压后分为两股，一股作为回流送至 汽提塔顶，另一股送至煤焦油加氢装置分馏系统进行稳定。汽提塔底得到 的 2#改质煤焦油经汽提塔底泵升压与低分油换热至 85，再经水冷器冷 却至 50作为产品送出装置。4.2.2.3 催化剂预硫化与再生部分为了使催化剂具有活性，新鲜的或再生后的催化剂在使用前都必须进 行预硫化。本设计采用气相硫化方法，硫化剂为 DMDS。97、催化剂在运转过程中将逐渐失去活性，为了使失活的催化剂恢复活 性，本装置考虑器外再生方法。4.2.3 加氢流程方框图加氢流程如下面方框图所示：煤焦油离心、过滤、换热 减压塔煤沥青加氢精制进料缓冲罐加氢裂化进料缓冲罐加氢精制反应器（A、B、C）加氢裂化反应器（A、B）P=16.8MPat=410C(初期）P=16.8MPa裂化循环氢t=402C(初期）精制未转化油精制热高分罐裂化冷高分罐精制循环氢气体液体液体气体精制冷高分罐气体液体精制热低分罐裂化冷低分罐液体裂化 循环氢 压缩机气体精制 循环氢 压缩机气液气体精制冷体体低分罐精制 稳定塔液体补充新氢至脱硫液体裂化稳定塔气体裂化未转化油至脱硫气体至98、脱硫补充新氢液 体新氢新氢 压缩机精制分馏塔裂化分馏塔至脱硫1#轻质油2#轻质油4.2.4 加氢工艺技术主要操作条件表 4.2-1工艺技术主要操作条件操作条件操作值常压塔塔顶温度，206塔顶压力，MPa(g)0.05进料温度，320塔底温度，313减压塔塔顶温度，80塔顶压力，MPa(g)-0.088进料温度，360塔底温度，328加氢精制反应器入口温度，初期 228/末期 280出口温度，初期 370/末期 425操作压力 MPa(g)16.7氢油比1200加氢裂化反应器入口温度，初期 390/末期 415出口温度，初期 404/末期 427操作压力 MPa(g)16.7氢油比1000加氢改99、质反应器入口温度，初期 335/末期 375出口温度，初期 363/末期 405操作压力 MPa(g)11.9氢油比800精制热高分罐温度，270压力，MPa(g)15.4精制热低分罐温度，270压力，MPa(g)1.2精制冷高分罐温度，50压力，MPa(g)15.05精制冷低分罐温度，61压力，MPa(g)1.9裂化热高分罐温度，270压力，MPa(g)15.7裂化冷高分罐温度，50压力，MPa(g)15.5高压分离罐温度，50压力，MPa(g)11.3低压分离罐温度，59压力，MPa(g)1.1循环氢分液罐温度，50压力，MPa(g)11.3硫化氢汽提塔塔顶温度，133塔顶压力，MPa(g100、)0.9塔底温度，245产品分馏塔塔顶温度，149塔顶压力，MPa(g)0.072塔底温度，3202#改质煤焦油汽提塔塔顶温度，243塔顶压力，MPa(g)0.094塔底温度，253吸收脱吸塔塔顶温度，42塔顶压力，MPa(g)0.85塔底温度，1581#改质煤焦油稳定塔塔顶温度，97塔顶压力，MPa(g)1塔底温度，230干气脱硫塔塔顶温度，45塔顶压力，MPa(g)0.6塔底温度，45液化气脱硫塔塔顶温度，41塔顶压力，MPa(g)1.7塔底温度，41溶剂再生塔塔顶温度，116塔顶压力，MPa(g)0.08塔底温度，121汽提塔塔顶温度，173塔顶压力，MPa(g)0.45塔底温度，241101、塔底压力，MPa(g)0.474.2.5 工程技术主要特点（1）为尽量减少换热器结垢和防止反应器顶部催化剂床层堵塞，以 及提高换热器传热效率和延长运转周期，罐区原料油储罐采用惰性气体 保护。原料油进装置经过滤器（反冲洗介质为自身原料油），脱除大于 25 微米的固体杂质颗粒。（2）反应进料加热炉采用纯辐射型圆筒炉。（3）改质煤焦油高于 150以上热量用于加热稳定塔重沸液和低分 油。（4）催化剂采用分级装填技术，有效降低反应器压降，降低床层温 差提高效率。（5）采用新型加氢反应器分布器技术，物流分散更均匀，使床层径 向温差更小。（6）高分液位控制采用高低液位开关方式，安全可靠，准确性高。（7）正常102、操作反应器入口温度通过调节换热器操作来实现，其他反 应器床层入口温度通过调节急冷氢量来控制。（8）采用三相(油、气、水)分离的立式冷高压分离器。（9）催化剂再生采用器外再生方式。（10）分馏部分采用“分馏+稳定”流程，分馏塔按设重沸炉方式操作。4.2.6主要设备选择4.2.6.1 主要设备选择原则（1）加氢反应器本设备筒体母材为 2.25Cr1Mo0.3V，内表面堆焊两层，与其相接触的 堆焊层为过渡层，材质为 E309L，表层堆焊层为覆盖层，材质为 E347。 E309L+E347 总厚度为 6.5mm，其中 E347 最小有效厚度为 3mm。（2）加氢加热炉本装置共有六台加热炉，炉体主要材料103、选择 Q235-B。炉管材料：减 压塔进料加热炉炉管材料为 1Cr5Mo ，反应进料加热炉炉管材料为 TP347H，分馏进料加热炉炉管材料为 1Cr5Mo。（3）氢气压缩机 本装置氢气压缩机考虑采用国产压缩机，由于新氢压缩机压缩比高，气量较大，故而采用往复式压缩机，“两开一备”共三台；精制循环氢压 缩机、裂化循环氢压缩机、改制循环氢压缩机三组压缩机均采用往复式， “一开一备”每组两台，共六台。4.2.6.2 主要设备汇总该装置共有主要设备约 290 台，设备汇总表见表 4.2-2。 表 4.2-2装置设备汇总表序号设备名称台数备注1反应器112塔113换热器684空冷器355加热炉66容器49104、7压缩机98离心机39机泵7910抽空器211过滤器12合 计290装装置设备规格详见设备规格表 (表4.2-3表4.2-10)。表4.2-3 反应器类序号设备名称规格介质名称操作条件数量备注IDTL(mmmm)温度，压力，MPa1加氢精制反应器240014300(切线)煤焦油，C1C4，H2， H2225/33016.6/16.822 床层2加氢精制反应器240014300(切线)煤焦油，C1C4，H2， H2287/40016.4/16.623 床层3加氢精制反应器240016340(切线)煤焦油，C1C4，H2， H2320/42516.2/16.423 床层4加氢精制反应器240016105、340(切线)煤焦油，C1C4，H2， H2320/42516.2/16.423 床层5加氢裂化反应器220015000(切线)煤焦油，C1C4，H2， H2385/43216.2/16.413 床层6加氢裂化反应器220015000(切线)煤焦油，C1C4，H2， H2397/43216.0/16.213 床层7加氢精制反应器240024360(切线)煤焦油，C1C4，H2， H2397/43216.0/16.213 床层表4.2-4塔类序 号设备名称规格介质名称操作条件数量备 注IDTL(mmmm)温度，压力，MPa1常压塔460016600（切线）煤焦油131/2780.1/0.412减106、压塔4600/200028850(切线)煤焦油80/30013kPa13硫化氢汽提塔2400/300027200(切线)H2， H2S、轻烃、馏分油200/2470.9/0.9214产品分馏塔2600/140039480(切线)1#改质煤焦油、2#改质煤焦油 重油、161/3000.085/0.1152#改质煤焦油汽提塔140011800（切线）2#改质煤焦油255/2650.0916吸收脱吸塔1400/160035100(切线)燃料气、LPG、1#改质煤焦油48/1600.85/0.88171#改质煤焦油稳定塔140031700（切线）LPG、1#改质煤焦油102/2350.9/0.9218107、干气脱硫塔80017000（切线）C1C4、胺液450.619液化气脱硫塔80022200（切线）含硫液化气、胺液401.7110溶剂再生塔80026200（切线）富胺液116/1210.09111汽提塔140028310（切线）1#改质煤焦油、H2、C1C4173/2410.471表4.2-5炉类序号设备名称规格介质名称操作条件数量备注IDTL(mmmm)温度，压力，MPa1减压开工炉6.0 MW煤焦油200/3000.5/.1512裂化加热炉3.5 MW循环氢364/50017/16.813精制加热炉3.5 MW循环氢200/28017/16.724分馏进料加热炉5.0 MW2#改质煤焦油108、250/3400.57/0.0715反应进料加热炉3.5MW循环氢、2#改质煤焦油354/37512.4/11.91表4.2-6换热器类序号设备名称规格介质名称操作条件数量备注IDTL(mmmm)温度，压力，MPa1原料油脱水前换热器BES600-2.5-85-6/25-4管程煤焦油75/1100.51B=150mm壳程常压中段抽出油195/1450.42原料油脱水后换热器BES500-2.5-55-6/25-2管程煤焦油110/1550.42B=200mm壳程常压中段抽出油257/1950.53常压塔顶水冷器AES400-1.6-25-4.5/25-4管程循环水32/420.452B=100109、mm壳程常压塔顶油气50/400.154减压塔顶水冷器BJS600-1.6-85-6/25-4 管程循环水32/420.451B=250mm壳程减压塔顶油气80/40-0.0895常顶油/重油换热器AES400-2.5-25-4.5/25-4管程煤沥青260/2010.53B=100mm壳程脱酚油40/1750.556一中回流与原料油换热器BES800-2.5-160-6/25-4 管程煤焦油155/1770.352B=250mm壳程一中回流210/1750.457二中回流与原料油换 热器BES800-2.5-170-6/25-2 管程煤焦油177/2330.34B=200mm壳程二中回流27110、7/2000.48重油与原料油换热器BES600-2.5-75-6/25-6管程煤沥青328/2600.62B=250mm壳程煤焦油233/2440.259精制产物/减压进料换热器DFU1600-XX-917-7.2/25-2管程精制产物370/33815.8252B=600mm壳程减压塔进料油313/3620.110精制产物/常压 进料换热器DEU1100-XX-318-5.5/25-2管程精制产物338/31215.752B=500mm壳程常压塔进料油276/3200.0611精制产物/精制进料换热器DFU900-XX-218-6/25-2管程精制产物364/32515.6751B=200111、mm壳程精制段进料油181/32016.712精制产物/分馏进料换热器DFU1100-XX-357-6.2/25-2管程精制产物325/29015.61B=400mm壳程分馏塔进料油232/2830.2513精制产物/低分油换热器DEU800-XX-159-5.5/25-2管程精制产物290/27015.551B=350mm壳程裂化产物174/250114精制产物/裂化 氢气换热器DFU600-XX-75-3/19-2管程精制产物270/25015.451B=450mm壳程裂化氢气74/24517.115精制产物/精制 氢气换热器DFU700-XX-157-5/19-2管程精制产物250/20112、715.351B=350mm壳程裂化氢气96/23417.116裂化产物/重质煤焦油 换热器DFU700-XX-121-6/25-2 管程裂化产物404/34515.952B=150mm壳程重质煤焦油246/38816.817裂化产物/裂化氢气换热器DEU500-XX-47-3/19-2 管程裂化产物365/34515.81B=100mm壳程裂化氢气246/3311718裂化产物/精制氢气换热器DEU500-XX-28-3/25-2 管程裂化产物342/32015.751B=250mm壳程精制氢气232/2601719裂化产物/常压进料换热器DEU600-XX-101-6.8/25-2管程裂化113、产物320/27015.72B=250mm壳程常压塔进料油244/2770.220裂化产物/低分油换热器DFU600-XX-86-6/25-2管程裂化产物270/17015.61B=200mm壳程低分油62/1741.121反应产物与氢气换热器DEU800-XX-73-2.5/25-2管程反应产物360/35716.051B=300mm壳程氢气282/31916.9522硫化氢汽提塔顶 水冷器BES900-2.5-195-6/25-6管程循环水32/400.451B=250mm壳程汽提塔顶产物55/400.8523中段回流油与硫化氢BES800-2.5-160-6/25-4管程中段回流油261114、/2500.21汽提塔底油换热器B=450mm壳程硫化氢汽提塔底油232/2400.35242#改质煤焦油重沸器BIU600-2.5/2.5-85-6/25-4管程重质煤焦油321/2950.851B=250mm壳程2#改质煤焦油261/2740.1251#改质煤焦油冷却器AES400-2.5-25-4.5/25-2管程循环水32/370.452B=150mm壳程1#改质煤焦油54/40126吸收脱吸塔底重沸器BIU600-2.5/2.5-90-6/25-2 管程中段回流250/2270.11B=100mm壳程吸收脱吸塔油159/1870.88272#改质煤焦油与稳定 塔进料换热器BES500115、-4.0-55-6/25-2管程吸收脱吸塔油260/2190.71B=250mm壳程2#改质煤焦油143/1901.128稳定塔顶水冷器BES500-2.5-55-6/25-4管程循环水32/400.451B=250mm壳程稳定塔顶油气55/400.9529稳定塔底重沸器BIU900-4.0/4.0-210-6/25-4管程重质煤焦油295/2480.751B=500mm壳程1#改质煤焦油230/2331.03301#改质煤焦油水冷器BES600-2.5-75-6/25-6管程循环水32/400.451B=150mm壳程1#改质煤焦油55/400.8831新氢返回冷却器BIU700-4.0/4116、.0-120-6/25-4管程循环水32/420.451B=350mm壳程新氢125/401.8532干气冷却器AES325-2.5-5-3/25-4 管程循环水32/370.451B=200mm壳程干气42/400.833干气脱硫贫液冷却器AES325-2.5-10-4.5/25-4管程循环水32/400.451B=100mm壳程MDEA 溶液55/450.6534液化气脱硫贫液冷却器AES400-2.5-25-4.5/25-4管程循环水32/400.451B=100mm壳程MDEA 溶液55/401.7535溶剂再生塔顶 水冷器BJS600-2.5-90-6/25-2管程循环水32/400117、.451B=350mm壳程含硫气体116/400.0536溶剂再生塔底重沸器BIU800-2.5/2.5-165-6/25-4I 管程1.0MPa 蒸汽151/1500.41B=600mm壳程MDEA 溶液120/1210.0937贫富液换热器BES600-2.5-65-6/25-4管程富胺液142/650.353B=200mm壳程贫胺液43/1000.1538贫液水冷却器AES400-2.5-25-4.5/25-4管程循环水32/420.451B=250mm壳程贫胺液65/550.3239低压蒸汽凝结水 冷凝器BES800-2.5-170-6/25-2循环水32/420.451B=250mm118、壳程低压蒸汽凝液142/500.340反应产物与混氢油换 热器（一）DFU700-14.0-150-4.5/19-2管程2#改质煤焦油400/28011.62B=250mm壳程混氢油208/35412.441反应产物与低分油换 热器DFU700-14.0-167-5/19-2管程2#改质煤焦油280/24511.51B=200mm壳程低分油190/2550.542反应产物与混氢油换 热器（二）DFU600-14.0-115-5/19-2管程2#改质煤焦油245/14011.42B=300mm壳程混氢油63/20812.643汽提塔顶冷凝器BES500-2.5-40-4.5/25-4I 管程水3119、2/420.452B=150mm壳程1#改质煤焦油，干气55/400.42442#改质煤焦油与 低分油换热器BES700-4.0-105-6/25-6管程2#改质煤焦油242/850.654B=200mm壳程低分油59/1910.7452#改质煤焦油水冷器BES500-2.5-40-4.5/25-2管程水32/420.452B=300mm壳程2#改质煤焦油85/500.4表4.2-7空冷类序号设备名称规格介质名称操作条件数量备注IDTL(mmmm)温度，压力，MPa1常压塔顶空冷器GP92.5-6-158-2.5S-23.4/KL-a常压塔顶油气207/550.0522一中回流空冷器GP92-120、6-126-2.5S-23.4/KL-a中段油气175/500.483精制产物空冷器GP93-6-193-17S-23.4/DR-a精制产物137/5015.2544裂化产物空冷器GP92.5-4-106-17.5S-23.4/DR-a裂化产物170/5015.5525硫化氢汽提塔顶空冷器GP92-6-126-2.5S-23.4/KL-a汽提塔顶产物116.5/550.8726分馏塔顶空冷器GP92.5-6-160-2.5S-23.4/KL-a1#改质煤焦油气148/530.0547重质煤焦油空冷器GP9X2-6-126-2.5S-23.4/KL-a重质煤焦油250/500.7282#改质煤焦121、油空冷器GP92.5-6-160-2.5S-23.4/KL-a2#改质煤焦油219/500.6529稳定塔顶空冷器GP63-4-85-4.0S-23.4/KL-a稳定塔顶油气97/550.971101#改质煤焦油空冷器GP92-4-84-4.0S-23.4/KL-a1#改质煤焦油230/550.97211反应产物空冷器管束GP92.5-4-106-14S-23.4/DR-a2#改质煤焦油124/5011.3412汽提塔顶空冷器管束GP92-4-84-2.5S-23.4/KL-a1#改质煤焦油、干气184/500.442表4.2-8压缩机类序号名 称规格数 量介质 名称流量Nm3/h操作温度操作122、压力轴功率kW备 注入口出口入口出口1新氢压缩机电动往复式3H23821540217.52精制循环氢压缩机电动往复式2H2、CH4860005015.117.33裂化循环氢压缩机电动往复式2H2、CH4160005015.217.154改质循环氢压缩机电动往复式2H2、CH4160005011.312.9表4.2-9泵类序号设备名称数量(台)介质名称温度压力 MPa(G)流量扬程备 注操作备用入口出口m3/hm1原料油泵11煤焦油750.301.0579.0762常压塔顶油泵11含酚类轻油400.120.809.7743常压塔中段油泵11煤焦油馏分2570.161.0360.81074常压塔底123、重油泵11重芳烃油3130.180.8261.3755减压塔底重油泵11沥青等重油3270.101.3016.31346减压塔顶油泵11含酚污油400.100.700.5637减压塔一中油泵11焦油重馏分2430.301.02145.0828减压塔二中油泵11焦油重馏分2760.251.0896.0959减压塔顶水泵11含油污水400.100.702.06310常压塔顶水泵11含酚污水400.100.702.26211氨水泵11氨水750.100.671.65912滤后油泵11煤焦油750.300.7479.04513加氢精制进料泵11加氢精制油1770.5017.4066.2188914加氢124、裂化进料泵11加氢裂化油2450.5617.3029.0229015硫化氢汽提塔顶回流泵11含硫液化石油气401.101.3336.03516分馏塔顶冷凝水泵11水530.230.701.75017分馏塔顶回流泵111#改质煤焦油530.211.4066.816518分馏塔进料泵11C5 以上烃类油2800.330.8887.082192#改质煤焦油产品泵112#改质煤焦油2610.230.8763.29620重质煤焦油泵11重质煤焦油3200.260.9852.010821分馏塔中段回流泵11C5 以上烃类油2580.340.70160.55522吸收解吸塔底泵11C3C8 馏分1581.0125、11.5045.07923稳定塔顶回流泵11含硫液化石油气401.052.0116.017024硫化剂泵11硫化剂(CS2)400.200.700.425高压硫化剂泵1硫化剂(CS2)400.2017.001.526反冲洗污油泵11反冲洗油(原油)1970.100.6010.05527注水泵11水400.2015.8013.828缓蚀剂泵11缓蚀剂400.021.300.329开工循环泵1精制加氢油800.521.6046.213030重污油抽油泵1重污油1000.100.7010.06331轻污油抽油泵1轻污油900.150.7010.06532低压凝结水泵11凝结水500.320.6026126、.83033脱硫贫液泵11贫液(DEA 溶液)550.331.1015.69034溶剂再生塔底泵11贫液(DEA 溶液)1210.240.6021.64535溶剂再生塔顶回流泵11含硫 DEA 溶液400.230.502.42936溶剂再生进料泵11含硫 DEA 溶液430.300.608.83537溶剂配制回收泵11DEA 溶液400.150.6010.05038高压脱硫贫液泵11含硫 DEA 溶液550.332.104.520539反应进料泵11C1C4、2#改质煤焦油550.4012.9048.7149040注水泵1水400.2012.002.0122041汽提塔顶回流泵111#改质煤焦127、油、干气400.421.1015.397422#改质煤焦油泵112#改质煤焦油2380.471.0055.951表4.2-10 超级离心机序号名 称规格数量介质名称流量操作温度操作压力备注kg/hMPa1超级离心机3煤焦油65104750.35注：该项目临氢反应、高温高压，主要设备反应器、高压泵、压缩机、高压阀门、仪表、调节阀选择进口采购。占装置设备总投资的40%。4.2.7 加氢装置消耗指标及能耗表4.2-11煤焦油加氢装置消耗汇总表序号名称单位消耗备注1循环水t/h3292.02除盐水t/h1.03凝结水t/h-14.04净水t/h25.845电 380VkWh/h5510.010kVkW128、h/h28212.061.0MPat/h-1073.5MPat/h388净化风Nm3/h480.09氮气Nm3/h480.010标准燃料(104kcal/kg)t/h5.0自产4.3 酸性水汽提及硫磺回收装置4.3.1 工艺技术方案选择（1）酸性水汽提含硫酸性水主要污染物是含油、H2S、及 NH3 等，H2S 和 NH3 是以 NH4HS 的形式存在。对这类含硫酸性水的处理以选择简单脱油、单塔汽 提法流程为宜。该工艺路线已在国内多家企业上应用，工艺过程简单， 操作运行可靠，建设投资、运行费用较低，因此从企业的经济利益考虑 选择该工艺。装置采用蒸汽汽提法进行酸性水净化处理：采用一个塔，H2S 和129、 NH3 不分开，自塔顶抽出。在较低压力下用蒸汽汽提，H2S、NH3 的混合酸性 气送至硫磺回收装置进行处理；下游硫磺回收装置制硫炉使用特殊的火 嘴将 NH3 充分分解，这样整个装置投资、运行费用及能耗较低，同时也 解决了回收 NH3 的出路问题。（2）硫磺回收装置采用工艺路线成熟的高温热反应和两级催化反应的克劳斯硫回收工 艺。根据酸性气中 H2S 含量不同，通常采用部分燃烧法和分流法。酸性 气浓度较高时采用的是部分燃烧法，此法是将全部原料气引入制硫燃烧 炉，在炉中按制硫所需的 O2 量严格控制配风比，使 H2S 在炉中约 65发 生高温反应生成气态硫磺。未完全反应的 H2S 和 SO2 再经130、过转化器，在 催化剂的作用下，进一步完成制硫过程。对于含有少量烃类的原料气用 部分燃烧法可将烃类完全燃烧为 CO2 和 H2O，使产品硫磺的质量得到保 证。部分燃烧法工艺成熟可靠，操作控制简单，能耗低，是目前国内外 广泛采用的制硫方法。（3）尾气处理工艺概述 硫磺回收尾气处理方法主要有低温克劳斯法、选择氧化法、还原吸收法。目前只有采用还原吸收工艺才能达到国家环保要求。 加氢还原吸收工艺是将硫回收尾气中的元素 S、SO2、COS 和 CS2 等，在很小的氢分压和很低的操作压力下，用特殊的尾气处理专用加氢催化剂，将其还原和水解为 H2S，再用醇胺溶液吸收，再生后的醇胺溶液循环 使用；吸收了 H2S131、 的富液经再生处理，富含 H2S 气体返回上游硫磺回收 部分，经吸收处理后的净化气中的总硫300ppm。（4）液硫脱气工艺概述 装置采用循环脱气法进行脱气处理，此法是往液硫脱气池中注入少量的 NH3 作催化剂，促使以多硫化物形式存在于液硫中的 H2S 分解；再 通过液硫脱气泵的循环-喷洒过程使 H2S 逸入气相，用吹扫气 N2 将 H2S 赶出，废气用蒸汽喷射器抽出至尾气焚烧炉中焚烧。（5）尾气焚烧工艺概述由于 H2S 的毒性远比 SO2 大且有恶臭，因此硫磺回收装置尾气均应通过焚烧将净化尾气中微量的 H2S 和其它硫化物氧化为 SO2 后排放。采 用热焚烧技术，焚烧后的烟气回收热量后，经烟囱132、排放。（6）液硫成型工艺概述 脱气后的液硫用液硫提升泵将其送至造粒成型机，成型为半圆颗粒状的固体硫磺；固体硫磺落入自动称重码垛机料仓，经称重、包装、缝 口、码垛后进入库棚存放，最终产品外运出厂。4.3.2 工艺流程简述4.3.2.1 酸性水汽提部分来自煤焦油加氢装置的酸性水进入含硫污水脱气罐，经脱气后贮存 于酸性水储罐中，酸性水上层污油经分层后进入污油罐内，待污油罐内 有一定液位后通过污油泵将污油泵送出装置。酸性水由含硫污水进料泵加压后分成两路，一路直接进入脱硫化氢 塔塔顶作吸收冷水，把氨吸收下来，控制硫化氢汽提塔顶温度50， 另一路先后经脱氨塔塔顶的气氨、脱氨塔底净化水、脱硫化氢塔和脱氨 塔133、底再沸器的蒸汽凝结水换热、升温，进入脱硫化氢塔塔顶的塔板上。 脱硫化氢塔塔底用蒸汽重沸器提供汽提、分离所需的热量，温度控制在160左右，塔顶提出的富含 H2S 的酸性气送入硫磺回收部分，塔底分离 出的含氨污水自压到脱氨塔中部。脱氨塔塔底也用蒸汽重沸器提供汽提、 分离所需的热量，控制塔底温度 150左右，塔底分离出净化水（含氨量200ppm），先后与原料酸性水换热、水冷却器冷却后经泵送出装置，至 联合装置内焦油加氢装置的注水罐。脱氨塔顶气氨、水蒸汽经与原料酸性水换热、氨气水冷却器冷却至70进入脱氨塔顶回流罐，在回流罐内气液分离后，液体（含少量氨）通过脱氨塔顶循环泵送至脱氨塔塔顶，富氨气经水冷却器134、冷却后进入富氨气分凝器，分离出的污水送至酸性水罐，气氨送至硫磺回收部分的尾 气焚烧炉进行焚烧。4.3.2.2 硫磺回收部分各装置来的酸性气进入硫磺回收装置的制硫燃烧炉，根据制硫反应 需氧量，通过比值调节严格控制进炉空气量，燃烧时所需空气由制硫炉 鼓风机供给。制硫燃烧炉排出的高温过程气，一小部分进入高温掺和阀（该阀调节一级转化器的入口温度），其余部分进入一级冷凝冷却器，一 级冷却器的壳程发生 0.3MPa 低压蒸汽，管程内的过程气经冷凝后气液分 离，液体硫磺自底部流出，进入硫封罐，过程气自顶部经高温掺合阀进 入一级转化器，在催化剂的作用下，过程气中的 H2S 和 SO2 可进一步转 化为元素硫。135、一级转化器反应后的气体先经过程气换热器管程降温，再 进入二级冷凝冷却器，冷凝下来的液体硫磺，自底部流出，进入硫封罐， 一级转化过程气自顶部排出，经过程气换热器壳程升温后进入二级转化 器，在催化剂的作用下继续进行反应，使过程气中剩余的 H2S 和 SO2 进 一步发生催化转化。二级转化器反应后的气体直接进入三级冷凝冷却器， 被冷凝下来的液体硫磺自底部流出，进入硫封罐，制硫尾气自顶部排出， 进入尾气分液罐分液后，经尾气加热器和尾气电加热器升温，并与氢气 混合进入加氢反应器，在加氢催化剂的作用下 SO2 及 COS 等被加氢还原 为 H2S。其中，二、三级冷凝冷却器合用一个壳程，通入锅炉给水后发生0136、.3MPa 低压蒸汽；一级、二级转化器和加氢转化器为卧式三合一设备， 合用一个筒体，中间有弧形隔板。汇入硫封罐的液硫自流进入液硫脱气池，经液硫脱气泵和抽空器进行脱气，脱气后的液硫用液硫提升泵送至硫磺成型机，进行成型包装。4.3.2.3 尾气吸收及焚烧部分从加氢反应器出来的尾气与加氢反应前的尾气换热冷却后进入尾气 急冷塔底部，水洗冷却，尾气温度降低，塔顶不凝气进入尾气吸收塔， 凝析下来的急冷水部分经急冷水循环泵送至酸性水汽提单元进行处理， 部分经水冷器冷却后返回至尾气急冷塔顶部。尾气吸收塔的吸收剂来自 煤焦油加氢装置，为 30（wt）%的甲基二乙醇胺溶液，吸收制硫尾气不 凝气中的 H2S 气体，137、塔顶出来的净化气（H2S300ppm）进入尾气焚烧炉 进行焚烧。在尾气焚烧炉内，净化气中残余的 H2S 被氧化为 SO2，剩余 H2 和烃类燃烧成 CO2 和 H2O，自尾气焚烧炉出来的高温烟气经蒸汽发生 器降温后由烟囱排放，蒸汽发生器产生 1.0MPa 的低压蒸汽。尾气吸收塔 使用后的富液用富液泵送至煤焦油加氢装置胺液再生部分进行溶剂再 生。4.3.3 工艺流程方框图加氢装置酸性水脱H 2 S塔含氨水脱氨塔H2 S气体硫磺 制硫燃烧炉 尾气气氨焚烧炉加氢反应器加氢尾气贫碱液 尾气吸收塔尾气急冷塔尾气 尾气吸收塔富碱液4.3.4 工艺技术主要操作条件装置主要操作条件见表 4.3-1：表 4.3138、-1 主要工艺技术条件序号地点操作条件备注单位数值1脱 H2S 塔顶/底压力MPa(g)0.5 0.6温度4050/1622脱 NH3 塔顶/底压力MPa(g)0.20.25温度122/144温度1154.3.5 原料及产品的主要技术规格4.3.5.1 原料原料来自煤焦油加氢装置排放的酸性气和酸性水，另需要少量氢气 作为尾气加氢回收 SO2 为 H2S 用，氢气由焦炉煤气精制及 PSA 装置提供。原料规格如表 4.3-2表 4.3-6 所示：表 4.3-2酸性水的规格温度， 52 压力，MPa.g 0.4 操作密度，kg/m3 901 组成，%wt硫化氢1.83氨3.36水93.12C1C40139、.01C50.04其他烃类1.64表 4.3-3酸性气的规格温度，40压力，MPa.g0.05操作密度，kg/m31.67组成，%wt硫化氢62.7氨34.8水2.5表 4.3-4氢气规格介质H2Ar+N2CO+CO2组成，%99.50.530ppm限制值，%990.830ppm，其中 CO10ppm4.3.5.2 产品（1）主要产品：硫磺。硫磺经脱气、成型和包装后，定期用汽车送 至厂外。硫磺质量可达到 GB/T2449-2006 标准中优等品质量标准，具体 指标见表 4.3-4。表 4.3-5硫磺产品的规格项目纯度铁灰分有机物水wt %99.90.0030.030.030.1项目酸度(H2S140、O4)砷机械杂质wt %0.0030.0001无（2）副产品：净化水。净化水含氨量低（不大于 200ppm），通过管道输送至焦油加氢装置，作注水用，净化水规格见表 4.3-6。 表 4.3-6净化水规格温度，40 压力，MPa.g 0.7 操作密度，kg/m3995.9 组成，wt %氨气0.002水99.99合计100.004.3.6 物料平衡本装置主要分为酸性水汽提部分、硫磺回收部分和尾气处理部分， 其总物料平衡见表 4.3-7。表 4.3-7装置物料平衡原料产品名称收率数量名称收率数量%kg/h104 t/a%kg/h104 t/a酸性水99.332779622.24硫磺2.095860141、.46酸性气0.441220.10尾气+氨3.7210420.84氢气0.24660.06净化水92.352584420.68损失1.835120.40合计100.002798422.38合计100.002798422.384.3.7 主要设备选择4.3.7.1 主要设备选择原则本装置主要设备明细见表 4.3-8表 4.3-14。表 4.3-8反应器类序号设备名称规格介 质 名 称操作条件数量(台)温度（）压力(MPag)1一级转化器转化过程气3150.0412二级转化器卧式，三合一设备（含硫）2440.0313加氢反应器3240.0231表 4.3-9塔类序号设备名称规格介 质 名 称操作条142、件数量(台)温度（）压力(MPag)1脱硫化氢塔酸性气，水1560.6512脱氨塔氨气、水1460.3313尾气吸收塔(上)净化气（含 H2S）410.01714尾气吸收塔(下)两塔上下重叠布置制硫尾气，水400.01714.3-10炉类序号设备名称规格介 质 名 称操作条件数量(台)温度（）压力(MPag)1制硫燃烧炉酸性气，空气13040.0512尾气焚烧炉含硫、氨尾气15490.021表 4.3-11换热器类序号设备名称规格介 质 名 称操作条件数 量 (台)温度（）压力(MPag)1含硫污水-气氨换热器BJS500-2.5-55-6/25-4壳程气氨127/1030.32管程含硫化氢、143、氨污水40/1210.72含硫污水-净化水换热器BES500-2.5-55-6/25-4I壳程净化水146/1310.32管程含硫化氢、氨污水121/1380.73含硫污水-凝结水换热器AES400-2.5-25-4.5/25-4I壳程含硫化氢、氨污水138/1440.72管程蒸汽凝结水178/1610.94气氨冷却器BJS500-2.5-25-3/25-4壳程气氨103/700.31管程循环水32/420.65富氨气冷却器BJS600-2.5-40-3/25-4壳程富氨气70/400.31管程循环水32/420.66净化水冷却器BES500-2.5-55-6/25-4I壳程净化水131/40144、0.32管程循环水32/420.67脱硫塔底重沸器BJS500-4.0-55-6/25-4壳程富氨水1560.71管程低压蒸汽1830.98脱氨塔底重沸器BJS600-4.0-85-6/25-4壳程净化水1460.31管程低压蒸汽1830.99一级冷凝冷却器1800/1600/壳程锅炉给水、蒸汽1470.4111008947管程制硫过程气304/160010二级冷凝冷却器800/1500/10007986，卧式共用一壳体管程制硫过程气244/1600111三级冷凝冷却器管程制硫过程气239/1600112过程气换热器600/11006183壳程制硫过程气160/22501管程制硫过程气315/145、239013成型机冷却水冷却器螺旋式换热器壳程成型冷却水90/400.41管程循环水32/420.614锅炉排污冷却器AES400-2.5-25-4.5/25-4I壳程锅炉排污水147/400.41管程循环水32/420.615尾气电加热器卧式尾气251/3200116尾气加热器卧式壳程制硫过程气160/25101管程制硫尾气324/187017蒸汽发生器1800/1600/11008000壳程锅炉给水和蒸汽1911.21管程烟气1549/300常压18急冷水冷却器D-T20 CDS-10 板式换热器壳程急冷水60/400.52管程循环水32/420.6表 4.3-12容器类序号设备名称规格介146、 质 名 称操作条件数量(台)温度（）压力(MPag)1含硫污水脱气罐12004000 (TL)，立式含硫、烃类污水520.512含硫污水储罐8009800 (TL)，立式含硫、烃类污水400.0523安全水封罐6001785 (TL)，立式水400.0514脱臭罐8003500 (TL)，立式MDEA 溶液和含硫气体400.0515脱氨塔顶回流罐10003000 (TL)，含氨污水700.2516富氨气分凝器10003000 (TL)，立式富氨气及凝液400.217污油罐14004000 (TL)，卧式烃类污油400.0318脱硫塔底凝结水罐8002000 (TL)，卧式蒸汽凝结水18311147、9脱氨塔底凝结水罐8002000 (TL)，卧式蒸汽凝结水1831110酸性气缓冲罐14004000 (TL)，立式酸性气400.05111尾气分液罐800408110，立式制硫尾气(含少量硫化氢)1600.025112硫封罐219/2734366 10/8，立式液硫1600.025413定期排污膨胀器8002000 (TL)，卧式锅炉排污1470.35114循环气缓冲罐80019668，立式制硫尾气400.0171表 4.3-13压缩机类序号设备名称规格介质名称操作条件数量(台)温度（）压力(MPag)1制硫鼓风机流量:882Nm3/h空气38.9/95.30.0522尾气鼓风机流量:484148、3Nm3/h空气38.9/95.30.052表 4.3-14泵类序号设备名称规格介 质 名称操作条件数量(台)温度()压力(MPag)1含硫污水泵离心泵 Q=17.83m3/h，H=142m含硫污水400.05/1.1422脱氨塔顶循环泵离心泵 Q=3.72m3/h，H=60m含氨污水700.25/0.6523脱臭罐底富液泵离心泵 Q=0.05m3/h，H=103m富液400.05/0.824污油泵离心泵 Q=0.805m3/h，H=132m烃类污油400.02/0.725净化水泵离心泵 Q=15.93m3/h，H=63m净化水400.20/0.726液硫脱气泵离心泵 Q=0.2m3/h，H=149、18m液硫1600.05/0.317液硫提升泵离心泵 Q=0.23m3/h，H=18m液硫1600.05/0.328硫磺成型冷却水泵离心泵 Q=6.0m3/h，H=38m冷却水950.05/0.3529急冷水循环泵离心泵 Q=16.1m3/h，H=71m急冷水600.05/0.6210富液泵离心泵 Q=13.2m3/h，H=108m富液410.015/0.824.3.8 装置消耗指标及能耗表 4.3-15酸性水汽提及硫磺装置消耗汇总表序号名称单位消耗1循环水t/h480.02凝结水t/h-3.03污水t/h0.54除氧水t/h10.45电 380VkWh/h730.06低压蒸汽t/h-77净化150、风Nm3/h200.08氮气Nm3/h160.09燃料气Nm3/h200.04.4 荒煤气制氢装置4.4.1 工艺技术方案选择目前国内外对于氢气的制备主要由原料性质决定，其组成主要为轻 烃、H2、N2、CO、CO2。根据原料气性质，有两条工艺路线可选。综合 考虑，本装置采用“热解荒煤气净化+CO变换+PSA”工艺方案，此工艺方 案技术成熟、投资节省、符合环保要求。4.4.2 工艺流程简述装置主要分净化工序、离心压缩、变换工序（含变脱）、PSA-1工 序、PSA-2工序。（1）净化工序从煤气气柜来的煤气， 经离心风机升压至 20kPa，进电除焦可去除 煤气中93%的焦油，由于气量太大，离心风机选151、 6 台，电除焦器选 6 台，均无备机。（2）离心压缩采用蒸汽透平离心压缩机，将净化后的原料气压缩至1.7MPa(G)，选用2台，无备机。（3）变换工序 （含变脱） 由于原料气量大，采用一套变换，设备加工有难度，同时结合后续PSA的流程匹配，设置并列两套变换工段。气体流程自离心压缩来的 1.7MPa（G），荒煤气经填料吸附塔过滤捕集分离其 中的微量油污，然后经过一个分离过滤器除去夹带的盐类胶体后，进入 热交换器与一段变换后的变换气换热，温度升至 220左右，再经过电加 热器（该设备仅在开车升温时使用，正常开车时不开）后进入低变炉， 自上而下在 Co-Mo 催化剂作用下将煤气中的 CO 变换为 152、H2，温度升到100左右。一段变换气先后经过 1 号增湿器、低变二段、热交换器、2号增湿器、在传质传热设备将变换气中的热量传给循环水后，变换气温 度降至 70以下进入冷却器，将温度降至常温并分离出其中的水雾后， 进入 VPSA 制氢工段。蒸汽流程 由蒸汽总管来的蒸汽经蒸汽分水器分离出冷凝水后，加入到变换炉一段出来的煤气中，随煤气进入变换炉二段作为 CO 变换反应物参与其 变换反应。变脱工序吸收了 H2S 的脱硫液从塔底通过液位调节阀流出来，输送到脱硫工 序再生塔，从塔上部送入自吸空气喷射再生槽，同时利用自动吸入的空 气对脱硫液进行再生，空气随脱硫液从喷射器尾管出来，自下而上与脱 硫液再次逆流接153、触，使溶液中的硫化物、硫氢化物氧化为单质硫，并被上行的空气带到再生槽上部液面形成硫泡沫，被氧化再生后的溶液从再生槽底部，利用静压差流入贫液槽，经贫液泵抽出再打入脱硫塔循环使 用。脱硫液氧化再生过程中产生的硫磺泡沫，利用位差从再生槽溢流堰 自动流入泡沫槽，硫泡沫经泡沫泵，送入熔硫装置。在得到硫磺产品的 同时，分离出来的脱硫液，回流到脱硫液中，以减少纯碱和催化剂的损 失并维持脱硫系统的水平衡。出脱硫塔煤气中 H2S 浓度 50mg/m3。（4）PSA-1粗氢制备工序 变换气先经气液分离器除去水分，然后进入一段 VPSA 工序。一段VPSA 采用两套 16-4-6/V 工艺（16 个吸附塔，4 个塔154、同时吸附，6 次均压） 的真空解吸工作方式。具体过程简述如下： a.吸附过程 原料气自塔底进入吸附塔后，在其中装填的多种吸附剂的依次选择吸附下，CO、CO2、CH4 等杂质被吸附下来，得到纯度大于 76%的中间 产品氢气，经过调压阀稳压后去压缩。当被吸附杂质的传质区前沿(称为吸附前沿)到达床层出口预留段某 一位置时，关掉该吸附塔的原料气进料阀和产品气出口阀，停止吸附。 吸附床开始转入再生过程。b.均压降压过程 这是在吸附过程结束后，顺着吸附方向将塔内的较高压力的氢气放入其它已完成再生的较低压力吸附塔的过程，该过程不仅是降压过程， 更是回收床层死空间氢气的过程，本流程共包括了两次的均压降压过程，155、因而可保证氢气的充分回收。c.逆放过程 在均压降过程结束后，吸附前沿已达到床层出口。这时，逆着吸附方向将吸附塔压力降至接近常压，此时被吸附的杂质开始从吸附剂中大 量解吸出来，解析气经过缓冲稳压之后去业主加压之后进入业主管网。d.抽空过程 逆放结束后，为使吸附剂得到彻底的再生，用真空泵逆着吸附方向对吸附床层进行抽取，进一步降低杂质组分的分压，使被吸附的杂质完 全解吸，吸附剂得以彻底再生。抽空带出的解析气经过缓冲稳压之后去 业主加压之后进入业主管网。e.均压升压过程 在抽空再生过程完成后，用来自其它吸附塔的较高压力氢气依次对该吸附塔进行升压，这一过程与均压降压过程相对应，不仅是升压过程， 而且更是156、回收其它塔的床层死空间氢气的过程，本流程共包括了连续两 次均压升压过程。f.产品气升压过程 在两次均压升压过程完成后，为了使吸附塔可以平稳地切换至下一次吸附并保证产品纯度在这一过程中不发生波动，需要通过升压调节阀 缓慢而平稳地用产品氢气将吸附塔压力升至吸附压力。（5）PSA-2氢气提纯由于氢气浓度已经到 76%，为提高氢气的收率，同时满足解析气热 值要求，本变压吸附采用两列 10-3-4/P 常压解吸的 PSA 的变压吸附方式， 即系统由 10 台吸附塔组成，其中 3 个吸附塔吸附处于吸附状态。每个吸 附塔在一个循环周期需要经历吸附、顺放、3 次均压降、逆放、冲洗、3次均压升、终充等步骤。吸附157、过程来自粗氢浓缩气自塔底进入 10 台吸附塔中正处于吸附状态的吸附塔 内（同时有 4 台处于吸附状态）。在多种专用吸附剂的选择吸附下，其中 的 N2、CH4、CO 被吸附下来，未被吸附的氢气等作为最终产品从塔顶 流出，纯度大于 99.9%，去加氢工段。当被吸附杂质的传质区前沿(称为吸附前沿)到达床层出口预留段时， 关掉该吸附塔的原料气进料阀和产品气出口阀，停止吸附。吸附床开始 转入再生过程。顺放过程 吸附后，顺着吸附的方向放出一部分氢气浓度很高的气体，作为另外一个处于冲洗步骤吸附塔的冲洗气源，使冲洗塔得到较彻底的再生。均压降压过程 这是在顺放过程结束后，顺着吸附方向将塔内的较高压力的氢气放入其158、它已完成再生的较低压力吸附塔的过程，该过程不仅是降压过程， 更是回收床层死空间氢气的过程，本流程共包括连续 3 次均压降压过程 以保证氢气的充分回收。逆放过程 这是在均压降压过程结束后，逆着吸附方向进行减压，使被吸附的杂质减压解吸出来的过程。逆放解析气进入解析气缓冲罐中与真空解析 气混合稳定后，再送出界区，去燃气锅炉。冲洗过程 通过逆放吸附塔压力降至常压，为进一步降低杂质组分分压，采用高纯度顺放氢气冲洗吸附剂，使吸附剂再生至规定的要求。均压升压过程冲洗再生过程完成后，用来自其它吸附塔的较高压力氢气对该吸附 塔进行升压的过程，这一过程与均压降压过程相对应，不仅是升压过程， 而且更是回收其它塔的床159、层死空间氢气的过程，为保证氢气的回收率， 本装置包括 3 次均压升压过程。产品气升压过程 在均压升压过程完成后，为了使吸附塔可以平稳地切换至下一次吸附并保证产品纯度在这一过程中不发生波动，通过升压调节阀缓慢而平 稳地用产品氢气将吸附塔压力升至吸附压力。经这一过程后吸附塔便完 成了一个完整的“吸附再生”循环，又为下一次吸附做好了准备。12 个吸附塔交替进行以上的吸附、再生操作(始终有 4 个吸附塔处于 吸附状态)，即可实现氢气的连续提纯。PSA 工艺流程的多种运行方式PSA 工艺操作灵活，可以组合多种运行方式，在计算机程序控制下， 需要时（如出现设备故障），PSA-1 粗氢装置可 10 塔运行，160、 PSA-2 氢提 纯装置可 11 塔运行。这样可大大提高装置运行的可靠性。切塔后的相关 运行参数见下表。4.4.3 工艺方框流程图原料 COG鼓风机电除焦离心压缩变换解析气 1PSA-1解析气 2PSA-2产品氢气4.4.4 物料平衡装置物料平衡见表 4.4-1。4.4.5 原料及产品的主要技术规格本项目利用荒煤气做为 PSA 的原料气，荒煤气组成见表 4.4-2。表 4.4-2荒煤气组成项目指标气柜出口压力 MPa（g）44.5 kPa (g)温度 45流量 Nm3/h145000组成，体积百分数 v%H229.73CH47.06CO10.18CmHn0.64CO210.63N239.68161、O20.2水蒸气1.88每标准立方米煤气原料中还含以下成分焦油+萘150mg/Nm3粗苯160mg/Nm3H2S200mg/Nm3氰化氢332mg/Nm3NH3114mg/Nm3热值，kcal/Nm3表 4.4-1制氢装置物料平衡*能源股份有限公司1000 万吨/年原煤伴生资源加工与综合利用项目 可行性研究报告总册序号名称单位组分合计H2CH4CO2CON2CnHmO2H201原料气V%30.737.0610.6310.1839.680.640.20.88100Nm3/h113648.226793.7939312.7337648.5146747.82366.9739.65633254.4883162、705122变换气V%37.01846.6218.55230.954236.25730.5999100Nm3/h149828.326793.7975088.573862.043146747.82428.028404740原料气+回收气V%38.0196.40717.52950.937636.54010.5688100Nm3/h162862.327445.4975091.314016.393156526.72428.028428370.23半产品气V%78.49390.44090.0020.107520.95570100粗氢Nm3/h146576823.37153.7387200.8265391163、31.670186735.64产品气V%99.86740.002100.00050.13010100Nm3/h120192.32.469600.6174156.51090120351.95PSA1 解析气V%6.7411.017531.07481.579148.58371.048100Nm3/h16286.2226622.1275087.573815.5661173952428.028241634.56PSA2 解析气V%30.50621.51870.00690.370467.59780100排放Nm3/h13191.85656.70783.0184160.18129231.35043243.164、117PSA2 回收气V%57.00730.70950.00320.17342.10690100Nm3/h13191.85164.19410.754640.02819743.773023140.68PSA2 总解析气V%39.74421.23660.00570.301658.71190100Nm3/h26383.7820.90193.7387200.209138975.16066383.7187 4.4.6 主要设备选择荒煤气精制及 PSA 装置为国内成熟技术，其设备在国内的加工、制 造均十分成熟，本装置无特殊设备，采购立足国内，主要设备规格见表4.4-3。表 4.4-3 设备规格表一净化序号165、设备名称工艺参数型号规格 D材质数量(台)备注1离心风机Q=65000 m3/h碳钢6无备机2除焦器Q=65000 m3/h碳钢6无备机二压缩序号设备名称工艺参数电机功率（kW） 过流件材质数量(台)备注1蒸汽透平压缩机 压缩机Pi:0.02MPa-gPo:1.7MPa-g400（采用电驱70000kW，蒸汽 耗量 300t/h）2无备机，400 kW 为 稀 油 站用电三变换（含变脱）序号设备名称工艺参数型号规格 D材质数量(台)1变换炉1.8MPaD560015CRMOR22除油器1.8MPaD5600Q345R23中间交换器1.8MPaD2600Q345R24增湿器1.8MPaD3200166、Q345R25脱盐水加热器1.8MPaD2000Q345R26锅炉给水预热器1.8MPaD300030427变换器水冷器1.8MPaD200030428蒸汽分离器1.8MPaD1600Q345R29脱盐水缓冲罐1.8MPaD2400Q345R210电加热器1.8MPaD2400组合件211变换器脱硫塔1.8MPaD5000Q345R212变换器分水器1.8MPaD46003042四PSA-1 粗氢制备序号设备名称工艺参数型号规格 D材质数量(台)1吸附塔1.7MPaDN4000Q345R322中间罐DN4000Q345R23真空泵18五PSA-12 氢气提纯1吸附塔1.7MPaDN3400Q3167、45R202产品气缓冲罐1.7MPaDN3400Q345R24.4.7 制氢装置消耗指标表 4.4-4制氢装置消耗指标序号项目名称规格单 位最大正常说明1电220VkW100照明及仪表用电380VkW2800真空泵、阀门等其它10KVkW82000压缩机2循环冷却水0.4MPa，t32oCt/h5300动设备及换热器3新鲜水0.4MPa，t32oCt/h2生活用水，间断4除氧水0.4MPa，t32oCt/h505蒸汽3.5MPat/h01.0MPat/h756氮气0.4MPa，Dp-40oCt/次10000最大量为开工时，间歇7仪表空气0.4MPa，Dp-40oCNm3/h1500符合 GB4168、830-84 要求4.5 提酚装置精酚系统包括洗涤、酚钠蒸吹分解、碳酚钠苛化、碳酸钙分解、精 酚蒸馏等五个工序。4.5.1 馏分脱酚馏分脱酚是对焦油蒸馏切取的含酚油以 12%浓度的 NaOH 溶液提取 酚的装置。含酚馏分用泵送入萃取塔下部，在此与从塔顶送来的碱液逆流接触， 在混合室充分反应后，进入分离层澄清，分成两相。这种工艺在自动化 水平、操作条件和设备结构诸方面均有较大的优越性，适合大规模加工， 故本方案推荐采用对喷式连续洗涤脱酚工艺流程。（1）工艺流程简述含酚油由泵送入 1#混合份抽提塔的下部，塔的上部送入由酚油抽提 塔、2#混合份抽提塔排出的碱性酚盐，含酚油和碱性酚盐在塔内对流接 触。169、脱酚后的混合份从 1#混合份抽提塔的上部流出，用已洗混合份循环 泵送到 2#混合份抽提塔进行第二次脱酚。1#混合份抽提塔下部澄清的酚盐经液封管流入塔下接受槽，再用酚盐抽出泵抽出，送到酚盐分解装置。2#混合份抽提塔由上至下分为澄清器、小槽、澄清器、小槽四部分。 一次脱酚后的混合份经 1#喷射混合器与塔上部接受小槽来的酚盐混合再 进入下部澄清器。在此澄清分离的混合份用已洗混合份循环泵经 2#喷射 混合器与 10%NaOH 溶液混合，而后进入上部澄清器。澄清分离后已洗 混合份从顶部溢流入已洗混合份中间槽，再由已洗混合份输送泵送往工 业萘蒸馏装置。上部澄清器底部的碱性酚盐经液封管进入上部接受小槽， 由170、此用酚盐抽出泵送往 1#喷射混合器。（2）主要设备 主要设备见表 4.5-1。表 4.5-1主要设备表序号设 备 名 称单位数量备注1已洗含酚油输送泵台22已洗含酚油循环泵台33酚盐抽出泵台84酚盐输送泵台25配碱泵台261#含酚油抽提塔台172#含酚油抽提塔台18NaOH 加热器台19NaOH 预热器台110已洗含酚油中间槽台111酚盐中间槽台115浓碱槽台113稀碱槽台1141#喷射混合器台1152#喷射混合器台14.5.2 酚钠蒸吹分解酚盐分解包括粗酚盐脱油和酚盐分解两部分。粗酚盐脱油采用塔式 脱油生产工艺，酚盐分解采用二氧化碳法。二氧化碳法是利用 CO2 浓度在 20%左右的气源进行分171、解，较常用的 气源有高炉煤气或 CO2 浓度在 1725%的焦炉烟道气。分解在连续分解塔 内进行，塔底吹入二氧化碳气，塔顶喷洒净酚盐，逆流接触并在塔内反 应生成粗酚和 Na2CO3，粗酚从塔上部排出，Na2CO3 从塔底部排出。粗酚 中未分解完的酚盐再进一步用硫酸分解。此法工艺技术成熟可靠，广泛 应用于各大、中规模焦油加工工程中，且大大节省硫酸用量。（1）工艺流程简述 从馏分洗涤来的粗酚盐，经换热后送到脱油塔汽提，塔底得到净酚盐，塔顶逸出的馏出物经换热和冷却后，送到脱出油分离槽进行油水分 离，分离水进入中和水槽，分离油进入脱出油槽，然后分别送油库。塔 底净酚钠经与原料换热冷却后，送到净酚钠槽，172、作为酚盐分解的原料。 脱油塔所需热量由塔底再沸器供应，为保证脱油效率，塔底通入少量直 接蒸汽。净酚盐送到尾气洗净塔，洗涤净化后的尾气从塔顶排出，并经冷却 之后排放。尾气塔底部的净酚盐用泵送到 1#分解塔，与塔底鼓入的烟道 气并流接触发生分解反应，塔顶排出尾气，反应液从 1#分解塔中段满流 到 2#分解塔，在此完成一次分解反应，反应液排入一次分离槽，静置分 离后，粗分解酚被送到 3#分解塔，与塔底鼓入的烟道气发生二次分解反 应，反应生成物流到二次分离槽，静置分离后，分离的粗酚流入粗酚槽， 然后到精酚装置上进行加工。（2）主要设备表 4.5-2粗酚系统蒸吹分解工序主要设备表序号设 备 名 称单位数173、量备注1粗酚钠泵台22净酚钠泵台2序号设 备 名 称单位数量备注3轻油装入泵台24废油泵台25脱油塔台16尾气洗净塔台171#分解塔台182#分解塔台193#分解塔台110轻油槽台111脱出油分离槽台112脱出油槽台113脱油塔塔顶换热器台114脱油塔塔顶冷凝冷却器台115脱油塔塔底换热器台116脱油塔重沸器台117尾气冷却器台118粗酚槽台119净酚钠装入泵台120洗净塔循环泵台2211#粗分解酚泵台2222#粗分解酚泵台223鼓风机台224净酚钠槽台125一次分离槽台126二次分离槽台14.5.3 碳酸钠苛化（1）第一步为生石灰(CaO)的熟化处理 由于规模较小，采用间歇工艺。生石灰( C174、aO)倒入生石灰池，放入冷水，经过一段时间后使其成膏状，再加入60热水混合，生成所需浓度 的浆状Ca(OH)2 ，用泥浆泵送入苛化工序。CaO 要求纯度在 95% 以上。（2）第二步为碳酸钠的苛化 将Na2CO3废液加入到苛化反应器，用布料机均匀地加入熟化的浆状Ca(OH)2，开启搅拌，搅拌速度42转/min，反应1h，静止2h，将上层清液导出，经离心机滤网排入产品配置槽，然后将沉淀转入离心机，滤液入 产品槽，收集沉淀，用适量的水冲洗反应器和离心机，清洗液送至熟化 工序。反应器采用夹套蒸汽加热，反应温度为85-93。（3）第三步为NaOH 的调配 考虑到生产损失，还需要设置一个配置槽，用40%175、浓碱进行调制，使NaOH质量分数在15%20% ，作为脱酚原料打到馏分脱酚工段，配制稀 释用水采用蒸吹产生的含酚废水。（4）苛化的主要设备 苛化反应器：4台，10m3，搪瓷玻璃，带蒸汽夹套加热及搅拌； 离心机：2台；泥浆泵：4台；沉降槽：25 m3，2台，A3； 氢氧化钠配置槽：16m3，2台，A3； 硝化反应器：10 m3，2台，A3。4.5.4 精酚系统精酚是用精馏的方法将粗酚分离成各种酚产品的工艺。本工程酚的 处理量较大，推荐采用连续蒸馏的工艺。一般采用五套连续蒸馏，间歇 蒸馏设备主要用于各种中间馏分分离，设备要求高，投资高，但产品质 量好，收率高。（1）工艺流程叙述 根据处理能力要求，176、本工程拟采用五套连续蒸馏设备（其中一套用于脱水蒸馏）和四套蒸馏设备进行加工。粗酚脱水蒸馏 粗酚用泵送经预热器加热后，进入脱水塔，塔底由再沸器循环供热。塔顶蒸汽经凝缩器凝缩为酚水，入回流槽，一部分作为回流进入塔顶， 另一部分采出，塔底油由泵送到 1#连续蒸馏塔（以下称为 BR 塔）。酚连续蒸馏在 BR 塔，塔顶馏出的轻馏分 PHO，经凝缩器冷凝后流入回流槽， 一部分作为塔顶回流入塔，另一部分送到 2#连续蒸馏塔（以下称为 P 塔）。 塔底的重组分由再沸器间接加热以提供蒸馏所需热量。塔底采出的 BTR 馏分作为 1#蒸馏塔釜的原料。在 P 塔，塔顶逸出的油气经凝缩器凝缩后，一部分作为内回流回流 入177、塔，另一部分入 PHA 槽，作为 3#4#间歇蒸馏塔釜的原料。塔底的重 组分 PBR 由再沸器间接加热以提供蒸馏所需热量，塔底采出的 PBR 进入3#连续蒸馏塔（以下称为 OC 塔）。在 OC 塔，塔顶采出邻位甲酚 OC，排入 OC 槽或 CA 槽，塔底油由 泵送入 4#连续蒸馏塔（以下称为 MC 塔）。在 MC 塔，塔顶采出间位甲酚 MC，排入 MC 槽或 CA 槽，塔底油经冷却后送 XA 槽作为生产二甲酚的 原料。两塔均由塔底再沸器供热。以上各塔均为减压蒸馏。再沸器由中压蒸汽加热。（2）主要设备 、酚蒸馏区塔类本装置共有 10 台塔。脱水塔，用于粗酚脱水。材质 316L，22 层不锈钢浮阀178、塔盘。BR 塔，材质 316L，30 层不锈钢浮阀塔盘。P 塔，碳钢+304 材质，80 层不锈钢浮阀塔盘。OC 塔，碳钢+304 材质，60 层不锈钢浮阀塔盘。MC 塔，碳钢+304 材质，54 层不锈钢浮阀塔盘。1#塔，碳钢+304 材质，两段不锈钢填料。2#塔，碳钢+304 材质，两段不锈钢填料。3#/4#塔，碳钢+304 材质，三段不锈钢填料。 排气洗净塔，碳钢材质，一段聚丙烯花环填料。换热器类各种列管式、浮头式加热器、冷却器、换热器、重沸器 26 台。多数 为 304 材质。槽罐类各种立式槽和卧式槽罐共 33 台。大多为 304 材质。泵类各种进料泵、热油泵、温水泵、真空泵共计 22179、 台。其中导热油循环 泵 2 台，温水泵 2 台，真空泵（机组）5 台。、槽区槽罐类各种原料槽、产品槽、中间槽共 21 台。其中粗酚原料槽储存时间按30 天，碳钢材质；产品槽储存时间按 20 天，304 材质。泵类各种进料泵、输送泵、液下泵共计 18 台。其中大多为屏蔽泵。 、装桶区槽罐类各种产品装桶槽共 6 台，304 材质。泵类各种产品装桶泵共计 5 台，全部为屏蔽泵。吸风机 1 台。叉车防爆抱夹式叉车 1 台，起重量 1.0 吨，最大起升高度 3m。用于搬运 桶装车。装桶机防爆装桶机组 2 台。4.5.5 提酚装置消耗表 4.5-3提酚装置消耗汇总表序号名称单位消耗1循环水t/h280.180、02凝结水t/h-25.03除盐水t/h11.44电 380VkWh/h1090.05低压蒸汽t/h256净化风Nm3/h200.07氮气Nm3/h160.04.6 燃气发电机组4.6.1 发电机组选择针对荒煤气发电方案，目前较为成熟的有两种：燃烧荒煤气发生蒸 汽，蒸汽推动蒸汽轮机继而带动发电机组发电；直接燃烧荒煤气推动燃 气轮机，带动发电机组发电。蒸汽机组工艺成熟，投资相对较低，维护成本低，但水耗高，且热 效率较低；而燃气轮机组除余热锅炉需除盐水外，整体水耗较低，热效率高，但投资及维护成本相对较高。蒸汽轮机燃气轮机热效率30%50%水耗量1380t/h460t/h投资50000 万85000181、 万维护成本低较高考虑到本项目建设地处水资源匮乏地区，故而水耗因素必须放在所有条件之前。同时考虑燃气轮机热效率高，对荒煤气的整体利用率高， 故而本项目荒煤气发电系统考虑燃气轮机机组。燃气轮机所排出的高温烟气（约 550）可作为热源配套余热锅炉， 所产中压蒸汽量可满足一座 100MW 蒸汽发电机组需求。但考虑到厂区现 有一期工程蒸汽需求仍有 300t/h 缺口，故而燃气发电机组考虑配套烟气 余热锅炉一套，但不配置蒸汽发电机组。4.6.2 流程简述机组本发电机组采用单轴燃气轮机发电机组+余热锅炉系统。拟采用 E 型100MW 燃气发电机组 2 套，主要配套设备为：250t/h 余热锅炉 2 套（燃182、 气轮机出口温度约为 520），离心式燃料气压缩机 2 套。采用以半焦装置副产荒煤气（除制氢原料气外）为燃料气，经压缩 机升压后去燃气发电机组，燃料消耗量为荒煤气 35104Nm/h，通过燃 气发电机组做功发电，实际发电量总计约为 190MWh/h。燃气机组是一种高速回转动力机械，它将空气压缩后，在燃烧室中 加入燃料燃烧产生高温燃气，继而在燃气透平中膨胀做功，将热能转换 为机械能，由于燃气轮机排气的温度较高，一般配置蒸汽系统形成燃气-蒸汽联合循环以提高效率，但一期工程蒸汽需求仍有 300t/h 缺口。故不 设置蒸汽轮机发电系统，将燃气发电机组做功后产生的高温烟气（520550）直接送入烟气余热183、锅炉产生蒸汽，共计产生 460t/h 的蒸汽。 由于燃料荒煤气在出半焦装置前已经过净化处理，故而燃烧后所产生的废烟气中硫含量极低，保证在 200ppm 以下，可做到达标排放。而烟 气中主要污染物为氮氧化物。由于燃汽轮机本身反应会产生氮氧化物， 厂家承诺本体反应控制 NOx 排放浓度（不注水时）在 25ppm 以下，故本 发电机组烟气 NOx、SOx 排放浓度完全满足火电厂大气污染物排放标 准（GB13223-2003）标准要求。NOx 落地浓度无论是 1 小时平均浓度、 日 平 均 浓 度 ， 还 是 年 平 均 浓 度 均 可 满 足 环 境 空 气 质 量 标 准 （GB3095-1996184、）二级标准要求。根据当地环保法的要求，如 NOx 满足 不了排放要求，可在余热锅炉内安装催化还原装置（SCR），用来降低 NOx 的排放。电气主接线由于本装置实际耗电量为 173.05MW，仅可满足本厂用电需求，故不 考虑外送，发电机出口电压为 110kV，与厂区外引一路电源构成双电源回 路。主接线方案：厂区供电系统母线电压设置为 110kV，采用双母线接线 方式，设 1 回 110kV 外线出线和厂区燃气发电系统构成双回路，厂区内 两台燃气发电机组并列运行，厂区外线作为备用回路。1#、2#燃气发电 机组均为 100MW，发电机出口各设一段 110kV 母线，平时并列运行，设 置发电机侧和系统185、侧为同期点。 当发电机故障或检修时，切换至外线供 电，保证供电不间断及可靠性。4.6.3 主要设备选择装机容量 100MWE 型燃气发电机组2 台 产汽能力 250 t/h 中压余热锅炉2 台5 厂址选择及总图运输5.1 建厂条件及厂址选择5.1.1 建厂条件5.1.1.1 工程地质、水文地质和地震等情况 *新能源有限公司煤炭提质及焦油加工项目厂址位于新疆哈密地区伊吾县境内。伊吾县位于天山北麓东段, 地理坐标为北纬 4254 4429，东经 93359623之间。东北部与蒙古国交界，南临哈密市， 西接巴里坤哈萨克自治县。（1）区域地质 伊吾县境跨两个大地构造单元，但主要处在准噶尔地槽褶皱系，此186、为天山地槽褶皱系。准噶尔地槽褶皱系延伸到伊吾县境内为次级构造单 元东准噶尔地槽褶皱带，褶皱带南北一系列褶皱挤压带及淖毛湖、伊 吾山间凹陷组成，构造颇为复杂。（2）区域水文 境内河流，按其形成、补给径流组成及流域分布情况，可分为自成体系又互为影响的小水系。 河沟径流的补给多来源于冰川、积雪消融、大气降水及基岩裂隙水。河流的径流变化随季节、气温、降水而变化。有不稳定、变化大、间歇 性等水文特征。（3）地震根据建筑抗震设计规范GB50011-2001 中附录 A，本地区抗震设 计烈度为 7 度，设计基本地震加速度值为 0.10g。（4）气象条件 伊吾县属典型的大陆性干旱气候。其主要特点：降水量少，空187、气干燥，蒸发量大，日照时间长。淖毛湖属温暖带极干旱区，夏季干热，冬 季寒冷。建厂区域具体气象条件见表 5.1-1。表 5.1-1建厂区域气象条件表气温年平均温度10.6 最高温度44.9 最低温度-33.9 土壤最大冻结深度1240 mm湿度年平均相对湿度32降水量年平均降水量18.6 mm最大积雪深度120 mm风向风速年平均风速5.0 m/s最大风速39.0 m/s主导风向NW气压年平均气压96.22 kPa年最高气压100.17 kPa年最低气压93.66 kPa蒸发量蒸发量706.4 mm5.1.1.2 交通运输条件厂址的交通运输较为便利。伊吾县境内有伊哈公路与哈密相连，伊 淖公路与县188、城相接。*独资修建的全长 488km 的淖柳（淖毛湖至甘肃 柳沟）公路于 2010 年 9 月通车。*独资修建的红淖三铁路将于 2013 年底建成通车。5.1.1.3 水源、供排水条件 本工程的水源利用地表水，采用管道送至厂区的原水处理系统。 工厂处理合格的废水用管道排至厂外的蒸发池。5.1.1.4 电源、供电、电讯条件 工厂的供电来自工业园区的变电站和自备电站。 工程的施工临时用电可由新能源公司现有供电系统供给。 因现时通讯事业发展很快，故本工程厂外通讯极易解决。5.1.1.5 供热工程情况 工厂所需的蒸汽由拟建的燃气发电站余热锅炉供给。5.1.2 厂址选择厂址的选择是工程建设的重要环节之一189、，其合适与否将对工厂的文 明生产、经营管理、经济效益和生态环节等产生重大影响。因此，厂址 选择应符合国家、地区和城乡规划；满足项目对原材料、能源、燃料及 动力的供应、生产工艺和营销的要求。本着节约和效益并重的原则，尽 力做到降低建设投资、减少成本、提高利润；节约项目用地，尽量不占 或少占农田；注意环境保护，减少对生态和环境的影响。拟选厂址地处伊吾县淖毛湖镇工业园区内。淖毛湖镇位于伊吾县东 北方，距县城 72 公里。淖毛湖镇工业园区位于淖毛湖镇以南约 2 公里处。 厂址位置为伊淖公路以东，淖毛湖镇东南 9.0km 处。厂址地处淖毛湖盆 地平原区，地形平坦，为戈壁荒漠，地形趋势南高北低，海拔高程约190、 532550m。 受区域地质构造的控制，在淖毛湖盆地内沉积了大量的第四纪冲洪积物，其间赋存第四系松散岩类孔隙水。受三塘湖盆地中央隐伏大断裂 的控制并以此为分界线，在北侧的白依山、沙依苏北山的低山丘陵区以 南、淖毛湖盆地内第四系地层之下，广泛分布有第三系（部分地段为侏 罗系、白垩系）碎屑岩类裂隙孔隙层间（承压）水。据盆地内的控制钻 孔揭露，第三系承压含水层顶板埋深一般在 4085m 以上，地层岩性以泥岩、砂岩、砂砾岩等互层为主，以粗砂岩、砂砾岩为主要含水层，可 分为多个层间含水组段。厂址附近有地表水，厂址西侧 5.5km 有淖毛湖干渠；地层内赋存第 四系松散岩类孔隙水，地下水水位埋深约 30m191、。该区域属于地下水一般 径流区。厂区距离取水口 28.8km，从取水口铺设管道至厂区。厂址所占用土地均为戈壁荒漠，未利用国有荒地，戈壁滩。厂址位 于淖毛湖镇下风向，周围 5 公里范围内均为空地。厂前区在厂址西侧建 设。项目生活区拟在厂址西侧 6km 处建设。厂址靠近原料产地，减少原料运输成本及运输过程中对环境造成的 影响。煤矿至厂区有简易公路可以通行；产品运输由伊淖公路进行运输。 厂址地理位置如图 5.1-1 所示:图 5.1-1厂址地理位置图5.2 总图运输5.2.1 交通运输厂外运输以专用铁路线为主，厂内运输以管道、汽车为主。5.2.2 全厂总图5.2.2.1 总平面布置方案全厂占地 15192、27640m2，总体上分为南北两个区：北区 997670m2，以 煤场、焦场和煤干馏装置为主；南区 529970m2，以 PSA 制氢装置、煤焦 油加氢装置、公用工程和油品罐区等为主，其中 PSA 制氢装置占地 120830 m2，煤焦油加氢装置占地 194740 m2，罐区 185960 m2。各区具体布置如下：北区：最北面是煤场和焦场，510 万吨/年煤干馏装置在煤场、焦场 南面。南区：西部从北向南依次是循环水站、消防水站、事故水池、空氮 站、总变电所、提酚装置、库房、办公楼、中心化验室等；中部从北向 南依次是 PSA 制氢装置、160 万吨/年加氢装置；东部从北向南依次为汽 车装车设施、193、罐区。以上各部分，排列整齐化一，紧凑布置，同步建设。5.2.2.1 竖向布置原则本工程所建装置及配套设施地面设计标高要合理，达到土石方工程 量最少；雨水依自然坡度排入厂内各道路网边排雨水明沟内，然后排入 总排水沟。6公用工程及辅助生产设备6.1 储运工程6.1.1 总体储运方案 本项目的主要原材料原料煤运入厂区后考虑采用皮带运输方式。 除煤以外的原料的运输主要采用公路运输方式。 本项目生产所需的化学品和催化剂等通过公路运入厂内。 本项目液体产品以汽车槽车运输出厂；固体产品半焦通过公路运出厂；硫磺、废渣固体货物等由汽车运出厂外。 场内运输：合成气制备单元所需半焦的运达考虑用皮带输送；造气工序产生194、的灰渣送至灰渣场方式有汽车转运和气体输送两种方式可供选 择，按汽车转运方式考虑。6.1.2 储运系统技术方案6.1.2.1 煤与半焦储运系统半焦装置原料煤供应点为*所属煤矿，运量为 1100 万吨/年，如 果全部汽运，年运输车次约 25 万次，车流量较大。原煤车辆经 1#物流门进厂，经卸车槽卸车，卸车后车辆经 2#物流门 出厂。煤通过皮带输送至筛煤楼进行筛分，筛分后块煤经皮带送至炭化 单元，粉煤经皮带送至粉煤仓。厂内设 6 个直径 120 米的圆形料场，料 场的储煤量约 80 万吨，储量可满足装置 20 天的用煤量。半焦装置主要产品为半焦，最大产量为 510 万吨/年，年运输车次约28 万次。195、炭化单元生产的半焦经筛焦单元后通过皮带送入焦仓（2 个）， 焦仓占地面积约 12 万平方米。原煤和半焦的储运区各设 1 个厂内停车场，占地面积总计约 10 万平 方米，可同时停放约 1000 辆卡车。6.1.2.2 油品储运系统新建装置配套油品储运工程范围包括：原料油系统、成品油系统。 同时兼有保证产品质量、正常开停工及装置事故状态保证装置内油品及 时退出的不合格油罐及轻、重污油罐。表 6.1-1新建储罐配置表序号介质名称容积（m3）数量(个)填装系数储存周期（天）储罐型式1煤焦油300020.912.7拱顶2重质煤焦油100020.910.1拱顶32#改质煤焦油200020.913.1拱顶4196、1#改质煤焦油100020.8510.9内浮顶5精酚50020.8510.9内浮顶6LPG50020.917.3球罐（1）煤焦油系统煤焦油用泵送至原料罐区内原料油罐储存，并用 2 台原料油供料泵 给装置供料，2 台泵一用一备。（2）1#改质煤焦油系统1#改质煤焦油系统自加氢装置经管道至成品 1#改质煤焦油罐储存， 再由泵经管道送至汽车装车设施，装汽车槽车运出厂外。（3）2#改质煤焦油系统2#改质煤焦油自加氢装置经管道至成品燃料油罐储存，再由泵经管 道送至汽车装车设施，装汽车槽车运出厂外。（4）液化气系统新建液化气罐区，由泵经管道送至汽车装车设施，装汽车槽车运出 厂外。（5）放空系统 该工程的气197、体放空管线排至界区边界，火炬系统由全厂统一考虑。6.1.3主要管道敷设方式工艺及系统管网为管架敷设；单元内的管道为管墩敷设。6.1.4主要设备储运系统主要设备见表 6.1-2、表 6.2-3。*能源股份有限公司1000 万吨/年原煤伴生资源加工与综合利用项目 可行性研究报告总册表 6.1-2主要设备序号设备名称规格介质名称操作条件数量台备注温度压力 MP（a G）1原料油卸车鹤管DN100原料油400.68手动密闭21#改质煤焦油装车鹤管DN1001#改质煤焦油常温0.64手动密闭32#改质煤焦油装车鹤管DN1002#改质煤焦油常温0.64手动密闭4未转化油装车鹤管DN80未转化油400.62198、手动密闭表 6.1-3泵序 号泵名称输送 介质操作参数操作温度台数备注流量m3/h出口压力MPa1原料油卸车泵原料油800.66031 台备用2原料油倒罐泵原料油1000.66021 台备用3原料油输送泵原料油1000.63021 台备用41#改质煤焦油装车泵1#改质煤焦油1000.6常温1与 2#改质煤焦油装车泵互为备用52#改质煤焦油装车泵2#改质煤焦油1000.6常温2与 1#改质煤焦油装车泵互为备用6未转化油装车泵未转化油600.6602109 6.2 给排水、污水处理6.2.1 概述本部分主要包括半焦装置区、加氢及配套装置区等的新鲜水用量， 及全厂污水处理量。6.2.2 给排水工程（199、1）用水量全厂新鲜水用量为 370.9t/h,其中:生产用水 365.9t/h，生活用水 5t/h。（2）给水工程厂区供水采用 2 条 DN700 钢管输送至厂区，要求厂外供水至新鲜水、 消防水站界区内压力不低于 0.2MPa。6.2.3 污水系统半焦装置自设污水处理设施，处理后中水量为 150t/h，作为循环水补 充水及装置熄焦用水，实现污水不外排。加氢装置区和罐区平均每小时产生废水 30.8 t，办公楼、生活设施、 中控室等平均每小时产生废水 4.5 t，经管网收集后，送至厂内污水处理 场集中处理。处理后中水量为 35.3t/h，全部回用。全厂中水回用总量约为 185.3 t/h，其中：1200、25t/h 回用半焦装置。6.2.4消防水系统 本项目厂区消防水系统利用一期工程已有设施，现有设施如下： 全厂的消防水系统分为低压消防给水系统和稳高压消防给水系统，低压消防给水系统主要用于厂区辅助生产装置的消防用水，同时考虑部 分未预见水量，用水量为 1356.1m3/h，供水压力 0.4MPa。在全厂生产装 置区和罐区设计独立的稳高压消防给水系统，供水压力为1.0MPa，消 防用水量 672L/s。6.2.5循环水系统装置区循环水用量为 38752t/h，由厂内循环水系统供应，循环水由管 道输送至装置界区外 1m 处。6.3电气、通信设计范围为装置界区内的电气和电信设计。10kV 及 0.3201、8kV 电源均 引自上级 10kV 变配电所，接入系统设计由用户负责。装置电话、电信火 灾消防报警系统的入网由用户负责。6.3.1电力方案本项目厂界内设总变配电所 1 座，采用 2 回 110kV 进线。 本项目拟建 300MW 燃气发电站一座，原料气采用半焦装置自产（除制氢原料气外）35 万标方/时荒煤气。本项目用电负荷正常运行为 173.05MW，为保证本项目的用电可靠 性，并考虑为今后发展留有一定的富裕容量，建议要求每回外部线路供 电能力为 190.4MW（按功率因数 0.92 计算，207MVA）。厂界内总变电所110kV 单回进线宜选择 2LGJ-300mm2 截面导线，最大输送容量202、约210MVA。总变配电所内装设相应一次及二次设备。 本项目总计算负荷为 155.75MW，外部线路每回路均能带本厂全部负荷。供用电平衡表见表 6.3-1。 要求外供电源采用双回路供电，线路分别引自地区内不同变配电站。当一回电源故障失电时，另一电源能满足其全部一、二级负荷用电要求。 对于一级负荷中特别重要的负荷除应由两路电源供电外，尚应增加应急 电源，并严禁其它负荷接入应急电源系统。表 6.3-1供用电平衡表序号项目名称规格单 位最大正常说明电220VkW650380VkW58282.410KVkW164436总计223368.4全厂装置及公用工程用电负荷如下表所示：表 6.3-2全厂用电负荷203、表序号装置(单元)名称正常运行负 荷(kW)年开工时耗电量(105kWh)1工艺装置1.1制氢装置84900800067921.2加氢装置3382280002705.761.3半焦装置52403.380004192.2641.4酸性水汽提及硫磺回收装置780800062.41.5提酚装置1140800091.2小计173045.313843.624同时系数 0.98169584.42公用工程2.1新鲜水消防水站756.00800060.482.2循环水站23200.00800018562.3除盐水站2540.548000203.252.4空分及空压站22092.0080001767.362.5204、换热站300.70800024.0562.6污水处理场650.008000522.7事故水系统58.852000.12公用工程小计49598.093963.266同时系数 0.9848606.133其他设施3.1储运设施1758000143.2辅助生产设施50800043.3辅助生活设施500800040小计72558同时系数 0.98710.5全厂总计223368.417869.47全厂主配电电压为 3 级：分别为 110kV、10kV 和 380/220V。总变配电所建设规模为 2 台 110kV 主变，1 台 10kV 所用变，110kV 设 2 路电源进线，16 回出线（其中 4 回为205、备用回路）。根据本项目规划设 计原则及各级电压出线回路数的情况，总变配电所 110kV 侧拟采用双母 线分段接线。正常运行时，总变配电所 110kV 系统母线分列运行，110kV 系统联 络断路器断开。当任一回路故障或检修切除时，联络断路器合闸，另一 回路能保证厂区内所有供电需求。全厂设总变配电所 1 座，装置变配电所 4 座，储运变配电所 1 座， 厂前区变配电室 1 座，另根据装置内配电需求设立低压配电室若干。总 变配电所及装置变配电所为有人值班变电所，其它配电室均为无人值班 配电室。总变配电所设总控制室，为全厂电气运行、调度、管理和控制 中心。6.3.2防静电、防雷及接地所有工艺生产装置206、及其管线，按工艺及管道要求做防静电接地。接 地点一般不少于两点。建、构筑物按第二类防雷设计，屋面采用避雷带或避雷针作为防直 击雷措施。接地系统采用 TN-S 系统，电气设备的工作接地、保护接地、 防静电接地以及防雷接地共用接地极，接地电阻4 欧姆。6.4 供热、供风6.4.1 供热系统本项目建设中系统加热、伴热等生产过程中所需的蒸汽量，根据工艺的用汽需求量，由本项目拟建燃气发电站余热锅炉所产中压蒸汽。新 建装置及罐区生产所需的蒸汽负荷情况见表 6.4-1。目前本项目拟建地周边并无可用供热设施，故本项目拟新建锅炉房。 供热系统包括：装置热力管网、凝结水回收设备设施。全厂供热方式采用集中供应方式，207、建 9 台（7 台运行、2 台备用）75t/h 燃气发生蒸汽锅炉，温度 450，以及热水发生站，发生的热水供应全厂 采暖用。锅炉用除氧水，除盐水由加氢供（水量 280.2t/h，压力 4.0MPa）， 锅炉中心设热力除氧装置。锅炉燃料为制氢装置产解析气。表 6.4-1全厂蒸汽用量负荷表序号用蒸汽工序蒸汽量（t/h）备 注压力 3.8MPa，温度 450压力 1.1MPa，温度 1831全厂蒸汽总需要1.1半焦单元291.2加氢单元381.3制氢单元751.4储运单元415空分空压站11.6全厂采暖18小计113522装置产蒸汽2.1半焦单元2.2加氢单元112.3制氢单元小计3锅炉站产蒸汽3.208、1余热锅炉450小计450合计可外送 400t/h 中压蒸汽（压力 3.8MPa，温度 450）。6.4.2 供风系统装置需要净化风：2380Nm3/h，开工用量约 3320Nm3/h，气源由新建 空氮站提供，同时设 2 台 100m3 净化风缓冲罐，以保证压力稳定。6.4.3 供氮系统装置需要氮气：800Nm3/h，开工用量约 1500Nm3/h，气源由新建空 氮站提供，同时设 2 台 100m3 氮气缓冲罐，以保证压力稳定。6.5 采暖通风控制室安装空调，保证设备正常运行。经常操作房间安装采暖设施， 保证冬季室内温度不低于 15；不经常操作的房间冬季室内温度按 5 设计。泵房和压缩机房有轴209、流风机加强通风。6.6 自动控制6.6.1 工艺装置自动控制方案6.6.1.1 工艺装置对自动控制的要求整体项目具有技术先进、工艺过程复杂、产品质量要求较高、测控 点多、易燃易爆、高温高压，并有腐蚀性。根据本装置的特点，要求自 动化水平较高，结合目前国内外仪表生产及应用状况，为保证装置“安全、 稳定、长周期、满负荷、优质”的运行原则，降低能耗，提高产品质量、 产品收率和操作水平，项目自控系统选择性能可靠、技术先进的分散型 控制系统（DCS）来实现全装置的过程控制、过程检测、数据处理、计 量管理、用电设备的状态显示和高压电机状态监测等；为保证装置和重 要的工艺设备、大型机组及生产、管理人员的安全210、，装置将设置一套高 可靠性的紧急停车安全联锁保护系统（SIS，事故安全型）；在装置区内，根据装置泄漏源的分布情况，设置足够的可燃气体和有毒气体检测报警 系统，可全面监视装置的可燃气体和有毒气体的泄漏情况。进出生产装 置的原料及产品，辅助系统及公用工程等设置相应的计量仪表。6.6.1.2 主要控制方案（1）主要控制方案 本装置多数控制回路一般采用成熟的单回路定值控制，比较特殊及重要控制点的控制方案如下：1）反应系统压力控制；2）加热炉出口温度控制；3）高分液位控制；4）高分液（界）位控制；5）循环氢压缩机控制；6）新氢压缩机控制；7）原料油增压泵控制；8）独立设置的装置安全联锁系统（SIS）：单211、体设备联锁主要有如下内容： 循环氢压缩机停车； 新氢压缩机停车； 原料油增压泵停泵 ； 反应进料加热炉熄火； 高压分离器液位/界位低低保护； 空冷器手动紧急停车。大型机组的控制与保护原则 为保证循环氢压缩机机组的安全运行，大型机组均在中心控制室进行控制，现场仅设就地仪表盘。9）检测及保护除 SIS 系统外，按规范要求在装置界区内设置一定数量的可燃气体 及有毒气体检测器，并在控制室内对可燃气体及有毒气体的浓度进行集 中监视和超限报警设置。安全检测系统独立于 DCS 单独设置。（2）DCS 系统配置DCS 系统 1 套。DCS 系统控制点及检测点如下（含罐区及装卸车）： 模拟量输入点：1745 个212、（含控制回路点数） 模拟量输出点：608 个（含控制回路点数） 开关量输入点：664 个开关量输出点：397 个（3）SIS 系统配置1)SIS 系统选型配置时应充分考虑系统的三重冗余结构，即确保系统 的冗余、容错性能的可靠性及技术的先进性，系统的可扩展性和系统的 开放性。SIS 系统发生故障时被控制过程能够作到安全停车。继电器触点 在过程条件正常时处于断开（常开），超限时闭合；SIS 系统 1 套。SIS 系统控制点及检测点如下：模拟量输入点： 43 个（含控制回路点数） 模拟量输出点： 7 个 （含控制回路点数） 开关量输入点： 232 个开关量输出点： 133 个2)装置主要的自动保护联213、锁项目有（均由 SIS 实现）：装置事故紧急泄压联锁停车系统； 加氢进料泵停车系统； 压缩机组、高压进料泵自动安全保护联锁系统； 反应器进料、压差及温度自动保护联锁系统； 高压分离器液位/界位低低保护联锁系统； 加热炉联锁保护及停车系统； 循环氢压缩机入口分液罐液位高高限停车联锁系统；6.6.1.3 仪表选型除了 DCS、SIS 系统外，现场仪表及室内仪表，如变送器、安全栅、 报警设定器、信号转换器、执行器、分析器等仪表选型，应以安全可靠， 技术性能先进，安装、使用方便，在国产仪表和国外仪表中筛选出性能 价格比最好的仪表，大部分仪表以国产为主，关键仪表引进，使设计出 的每个控制或监测回路都能在214、安全、可靠、长周期自动状态下运行，提 高整个装置的仪表投用率和自动化水平。6.6.2 储运系统自动控制方案6.6.2.1 主要控制方案（1）罐区所有检测信号均进装置区总控制室的 DCS 系统，装车单 独设置定量装车系统。对于原料罐区以及成品罐区，储罐温度进行指示，液位进行高低液 位报警。将信号输送至总控制室上位机显示。（2）新建泵房内设油品输送泵，泵出口设就地压力指示。（3）在有毒气体和可燃气体易发生泄露和堆积的地方设置可燃气体检测报警器，构成独立的检测报警系统。6.6.2.2 仪表选型压力检测仪表选用智能型压力变送器。 温度检测元件选用 IECE 型热电偶带一体化变送器。 液位仪表选用雷达液215、位计。 就地指示的温度测量选用抽芯式防护型双金属温度计。介质有腐蚀，另加双金属温度计套管，套管材质为 0Cr18Ni9。 压力表一般采用“Y”系列普通工业压力表，有腐蚀的和易凝介质场合采用不锈钢系列隔膜压力表，泵出口选用防震压力表。 可燃气体和有毒气体检测选用抗中毒型检测探头，报警器安装在盘上独立报警显示。 进、出装置的物料选用高精度质量流量计。6.6.2.3 主要仪表及设备表 6.6-1主要仪表设备清单序号仪表名称数量备注1温度仪表双金属温度计322热电偶（带一体化变送器）2822压力仪表不锈钢普通压力表332不锈钢耐震压力表312智能压力变送器1243物位仪表双色石英液位计129雷达物位计216、934定量装车系统一套4质量流量计与切断阀成套订货6.6.3 控制室6.6.3.1 装置控制室本项目设置装置控制室 3 座：半焦装置联合控制室（含备煤、装置 区、筛焦等）、加氢装置联合控制室（含加氢、制氢、精酚、酸性水汽提）、 油品储运系统控制室。均采用 DCS+SIS 控制系统，半焦装置中备煤设施 也采用 DCS 控制，以提高系统的可靠性及安全性。装置机柜室考虑就近 布置，采用光缆与控制室通讯。该装置控制室为新建，同时考虑与全厂生产调度系统的通讯功能。 通过 DCS 系统操作站来对各生产单元进行监视和操作。装置控制室设计 要严格遵循国内外相关标准规范，并本着“以人为本、安全可靠、功能齐 全、217、布局合理、环境舒适”的原则进行设计，采用先进成熟的技术，在功 能和技术上达到国内同行业先进水平，以最大限度减少非正常停车，为 装置安、稳、长、满、优运行创造条件。装置控制室的火灾危险性类别为丁级，建筑物耐火等级为二级，室 内地坪应高于室外地面 600mm 以上，设二道双向弹簧门和门斗。中心控 制室设有操作室、机柜室、UPS 室、工程师站室、洗手间等。装置控制室照明设计要考虑适当的照度及舒适的照度分布，宜人的 光色和良好的显色性，使人视觉舒适，不易疲劳。在操作室等人员集中 的场合设置近自然的照明，其它房间根据需要采用相应的照明设施。控 制室还考虑事故照明和紧急用电设施。装置控制室设置集中的空调系218、统，保持操作室内空气恒温恒湿，对 空气进行过滤、除尘及活性碳净化，确保空气质量，以营造安全、舒适 的工作环境。6.6.3.2 装卸车仪表室装卸车区域设置一仪表室，定量装车系统设置在该仪表室内。7环境保护7.1 建设区域的环境现状本项目所在工业区遵循发展循环经济和构建生态工业园区的设想， 注重环境的保护。目前，工业园区所在区域环境质量良好。本项目建设场地地势较为平坦，扩散条件良好。建设场地（厂址） 周围无重要公共设施、文物和名胜古迹。7.2 主要污染源和主要污染物7.2.1 废水废水排放表见表 7.2-1。表 7.2-1废水排放表序号废水来源排放 方式废水 种类水质mm mg/L治理措施H2SN219、H3COD油类PH1半焦装置1.1生活及办公区间断生活污水30020污水处理场1.2装置区连续含油污水40006000200400污水处理场1.3热换水池冷环水池连续含酚污水4000600010000污水处理场2荒煤气制氢装置2.1饱和热水塔连续含硫污水509去污水造气2.2机泵冷却水连续含油污水40006000200400污水处理场2.3生活及办公区间断生活污水30020化粪池3焦油加工装置3.1焦油加氢单元3.1.1机泵、地面冲洗罐喷淋连续含油污水40006000200400污水处理场3.1.2焦油分馏塔连续含酚400010000去污水制合序号废水来源排放 方式废水 种类水质mm mg/L220、治理措施H2SNH3COD油类PH油污水6000成气装置处理3.1.3高压分离器低压分离器 各蒸馏塔顶回 流罐连续含硫 含氨 污水1000030000送至酸性水 汽提单元处 理3.1.4生活及办公区间断生活污水030020化粪池3.2焦油分离单元/重油热裂化 部分3.2.1生活及办公区连续030020化粪池3.2.2分馏塔连续含酚油污 水4000600010000去污水制合成气装置处 理3.3焦油分离单元提酚工序3.3.1生活及办公区连续2010化粪池3.3.2机泵冷却地面冲洗间断含油污水40006000200400污水处理场3.4产品精制单元3.4.1机泵冷却，地面冲洗，净化 水等连续含油 221、污水300210污水处理场3.4.2酸性水汽提塔连续去半焦装置做熄焦水3.4.3生活及办公区间断生活污水30020化粪池5.1生活污水间断2010化粪池5.2含油污水间断300210污水处理场6初期雨水污水处理场7后期雨水排入清净废水系统生产废水、生活废水经污水处理场处理后，回用半焦装置或达标处理合格作为循环水场补充水，实现污水零排放。7.2.2 废气废气排放见表 7.2-2。表 7.2-2废气排放表序号污染源1荒煤气制氢装置排放方式SO2 污染物排放介质排向安全阀及紧急放空间断煤气、氢气至火炬2焦油加氢单元安全阀及紧急放空间断烃类气体、氢气至火炬 含 SO2、N2、CO2、加热炉连续3重油热222、裂化工序加热炉连续4产品精制单元O2、H2O含 SO2、N2、CO2、O2、H2O3烟囱排放大气烟囱排放大气S3301 烟囱连续415mg/Nm0.5kg/h经烟囱高点放空5合成气制备单元安全阀及紧急放空间断煤气、氢气至火炬 事故点间断烃类气体、氢气至酸性气火炬36污水焚烧烟气含 SO连续415mg/Nm36kg/h经烟囱高点放空7.2.3 固体废物固体废物（废液）排放表见表 7.2-3。表 7.2-3 固体废物排放表序号废水来源几年排放 一次固体废物种类排放量吨/次排放量吨/年有害 组分治理措施1荒煤气制氢置1.1变换反应器5变换催化剂5154.3154.3生产厂家回收1.2变换反应器5除氧223、剂52525生产厂家回收1.3热水塔5金属规整填料582.782.7生产厂家回收1.4水冷激器5矩鞍环515.215.2生产厂家回收1.5脱碳吸附塔15吸附剂5146.048.7生产厂家回收1.6提氢吸附塔15吸附剂5418.6106.2生产厂家回收2焦油加氢工序2.1加氢反应器1废保护剂48.448.4生产厂家回收2.2加氢反应器2废精制催化剂51.825.9生产厂家回收2.3加氢反应器2废处理催化剂27.813.9生产厂家回收2.4加氢反应器2废裂化催化剂29.214.6生产厂家回收2.5加氢反应器2废改质催化剂27.613.8生产厂家回收2.6加氢反应器1废瓷球55.155.1生产厂家回224、收3产品精制单元3.1脱硫剂反应器1废脱硫剂7.537.53含锌废物生产厂家回收3.2制硫反应器3废 CLAUS 催化剂1.970.66Al2O3、 硫化物生产厂家回收3.3加氢反应器3废加氢催化剂0.630.21硫化物重金属生产厂家回收4空分单元4.18活性氧化铝46.505.82生产厂家回收4.28分子筛13.081.64生产厂家回收4.38金属填料30.513.81生产厂家回收合计10763.452084.077.2.4 噪音噪声源噪音特征表见表 7.2-4 。表 7.2-4噪声源噪音特征表序号噪音设备数量（台）工作情况声压级 dB（A）治理措施1荒煤气制氢装置1.1荒煤气一级压缩机5连225、续83选用新型电机1.2荒煤气二级压缩机5连续83选用新型电机1.3泵30连续83选用新型电机2焦油加氢单元2.1新氢压缩机2连续83选用新型电机2.2循环氢压缩机1连续83选用新型电机2.3高压泵11连续83选用新型电机2.4低压泵100连续8590选用新型电机2.5空冷器24连续8590选用新型电机2.6风机7连续8590选用新型电机3重油热裂化工序3.1泵63连续选用新型电机3.2压缩机1连续选用新型电机3.3加热炉1连续选用低噪声火嘴并采用密闭热风道隔音消声罩3.4空冷器32连续选用新型电机3.5放空口加消声器4产品精制单元4.1低压泵27连续8590选用新型电机4.2氨压缩机2连续8226、3选用新型电机4.3燃烧炉鼓风机2连续8590选用新型电机4.4尾气焚烧炉鼓风机2连续8590选用新型电机4.5空冷器1连续8590选用新型电机4.6风机4连续8590选用新型电机5污水制合成气5.1低压泵连续8590选用新型电机5.2凉水塔风机6连续8590选用新型电机6空分制氧6.1原料气压缩机3连续83选用新型电机6.2空气增压机3连续83选用新型电机6.3泵39连续83选用新型电机7.2.5 配套工程产污环节分析与污染物统计（1）废水的产生与排放情况 含油污水来自于装置生产废水，油品储运罐区及其泵棚、装卸车设施、火炬分液罐、循环水场撇油、维修设施、中心化验室等。含油 污水主要是油罐、设227、备等清洗水、初期含油雨水和装置区、储运罐区、 装卸车设施等区域的地面冲洗水、以及分析化验器具冲洗等；含油污水 的主要污染物为石油类和 CODCr 等。生活污水来自于中心化验室及环保监测站、总变电站、各变配电室及仪表机柜间、守卫室、卫生间等。 含盐废水来自于循环水场的排污水、化学水处理装置的浓水与中水。 事故液来源如下： 事故消防水来自于某装置（或单元）出现火灾事故时扑救用 消防冷却水或混合泡沫液。 事故泄漏来自于总变电站和各变配电室的变压器，当绝缘和 冷却用油发生泄漏时，会产生污油。含油污水排放汇总见表 7.2-5。表 7.2-5配套工程含油废水汇总表序 号单元 名称污水 种类CODCrNH3228、-N硫化物挥发酚石油类mg/Lmg/Lmg/ Lmg/ Lmg/ L1储运含油污水80050301505002化验及三修含油污水2003055300合计10008035155800注：皆为连续排放，均排往污水处理场。（2）废气的产生与排放 配套工程的废气污染源为无组织排放源，为油品储存过程中的大、小呼吸损失以及油品在加工过程中的跑、冒、滴、漏等，其主要污染物 为烃类，排放情况见表 7.2-6。改质煤焦油储罐易挥发，采用内浮顶罐。在轻油装车设施中设有油 气回收设施，防止烃类逸散；表中烃类废气均用管道引入火炬系统燃烧处理。表 7.2-6废气无组织排放源排放表序号单元名称烃类排放量（t/a）11#改229、质煤焦油罐区122#改质煤焦油罐区53液化石油气罐区1.54煤焦油罐区55装卸车设施1.56其它2.5合计16.5（3）固体废弃物的产生与排放生活垃圾按 0.7kg/人天计算，年产生活垃圾 389.5t/a。处理方式为定 点存放，由当地环卫部门统一处理（4）噪声的产生与排放 配套系统在生产中的噪声源主要有机泵、风机、火炬及各种气体放空。各类噪声源的声压级见表 7.2-7。表 7.2-7主要噪声源一览表装置（单元）名称噪声源声压级 dBA储运机泵8085循环水场冷却塔风机80化学水处理装置泵8085消防泵站泵8085蒸汽和空气放空7585火炬放空气 90建筑物通风机（厂区） 807.3 控制污染230、的初步方案为了贯彻国家和地方颁布的环境保护法律、法规，在发展生产的同 时保护好人类赖以生存的环境，在充分依托现有环保治理措施的基础上， 本项目在设计中主要采取了以下清洁生产工艺及污染防治措施和控制方 案：7.3.1 废气治理（1）工业炉窑燃烧废气 生产装置中工业炉窑及余热锅炉排放的废气主要是燃烧废气。该工程所用燃料气均为脱硫后的干气，脱硫后干气中 H2S20mg/Nm3，燃烧 废气中的污染物排放量完全能够达到国家大气污染物综合排放标准（GB16297-1996）二级排放标准。（2）放空气体 各装置安全阀启跳放出的烃类气体，均排入火炬系统；在事故状态下排出的和开停工吹扫出的气体，也排入火炬系统。231、（3）火炬燃烧废气 生产过程中产生的烃类均用管道引入火炬中燃烧处理。火炬配有消烟蒸汽系统，防止火炬燃烧时冒黑烟。（4）含硫化氢气体的处理 各装置排出的含硫化氢干气，经气体脱硫装置脱出硫化氢，净化气作全厂燃料气，硫化氢送硫回收装置制硫。各装置排出的含硫污水，经 酸性水汽提装置处理脱出的硫化氢气体送硫回收装置制硫。硫回收装置 采用常规 Clause、外掺合两级转化硫回收工艺及还原-吸收尾气处理工艺， 总硫回收率大于 99.85%，尾气热焚烧后排放烟气满足 GB16297-1996 标 准的要求。固体产品硫通过汽车外运出厂。（5）无组织排放气控制 为减少烃类气体的无组织排放，改质煤焦油组分储存采用内232、浮顶罐。在轻油装车设施中设有油气回收设施，减少烃类逸散；生产工程中产生 的烃类气均用管道引入火炬系统燃烧处理。储罐的油品进出口管线由储罐的下部接入或伸入储罐底部，以减少 油气挥发。液化石油气、丙烯、酸性气的采样采用密闭采样；低点排液、高点 放空等均采用密闭排放方式；以减少危险、危害气体对环境的污染。所有介质的输送均采用钢管、焊接连接；管路配件均采用钢制产品； 在使用法兰连接处，其密封垫片采用高质量金属或半金属垫片，螺栓采 用高强度钢滚制螺栓；阀门采用高性能产品等。即在设计选材上作到本质安全，以最大限度地减少生产过程中的跑、冒、滴、漏等现象造成的 轻烃排放量。7.3.2 废水治理（1）含油污水 233、全厂含油污水送入污水处理场含油污水处理单元。除油、生化处理后排入含盐污水处理单元进行超滤反渗透除盐净化，净化后作为循环水 场补充水。该项目含油污水主要来自地面冲洗水、机泵盘根排水、油罐 切水、容器放空水、容器清扫水等。（3）含盐废水 正常工况下，循环水场、化学水处理装置等公用设施排放的含盐污水废水送污水处理场的含盐污水处理单元。（4）生活污水 生活污水经化粪池处理后，去含油污水处理装置的生化段处理。（5）含硫、含氨污水 含硫含氨污水送入酸性水气提装置，净化处理后送入半焦装置作为熄焦水。（6）初期雨水 污染雨水（初期雨水），排入雨水监控池，经污水处理场处理，达到标准后回用。 厂区初期雨水进行清污234、分流，生产装置区围堰内、装卸油区的污染雨水排入含油污水系统；罐区和其它附属生产区的初期雨水排入初期雨 水监控池，根据水质情况决定去向。辅助生活设施区域初期雨水排入清 净雨水系统。（7）各罐区都设防火堤和防溢流设施，防止事故状态下油品外流。（8）事故消防水收集 为确保事故时不发生环境污染事件，在出厂前设置事故监控池。事故水监控池容积按火灾处最大消防用水量+最大一个储罐的泄漏量与事 故时一天的降雨量设计，事故消防水收集排放借用雨水排放系统排至事 故水池，事故结束后根据水质情况做出去向判断，如符合污水排放标直 接排放；否则用泵送入污水处理场处理。（9）为防止总变电站和各变配电室的变压器绝缘和冷却用油235、发生泄 漏时产生的污油外溢，设有挡油设施和总的事故储油池，总事故储油池 设油水分离设施，将其回收利用。7.3.3 固体废物处理处置措施根据全厂生产装置在生产中排出的废弃物的性质，拟采用回收、综 合利用的处置方法。（1）污水处理场废渣 污水处理场产生的隔油池池底泥，油罐清洗产生的罐底油泥等，出厂外卖作为燃煤掺合料处理。（2）废催化剂等 固体废催化剂，废活性瓷球、活性炭及废吸附剂送至生产厂家回收处理。（3）生活垃圾 根据垃圾种类，生活垃圾定点存放，由当地环卫部门统一收集清运处理。7.3.4 噪声控制（1）在满足工艺条件下，尽可能选用低噪声设备，如机泵、空冷器 风机等；将各类鼓风机、各种泵类、各类压236、缩机等噪声较大的设备置于室内隔声。（2）对大型的压缩机、风机等设备设隔声间（罩）。（3）对空气压缩机等进出口管进行消声处理。（4）空冷器风机均选用低噪声型叶片，使其噪声小于 85dBA。（5）蒸汽放空口、空气放空口、引风机入口加设消声器。（6）加热炉采用低噪声燃烧器。（7）合理选择调节阀，避免因压降过大而产生的高频噪声。（8）部分油泵采用变频调速技术，正常操作时可避免调节阀产生的 噪声。（9）大型特阀均采用电液执行机构，避免风动执行机构所产生的噪 声。（10）变压器、接地变压器、消弧线圈、轴流通风机在结构设计和 生产过程中已加以限制，主变压器采用优质硒钢片和减少漏抗、消声减 震；风机利用建筑材237、料进行降噪隔声处理。（11）火炬布置在远离生产区的界区外：设置集中操作的控制室或 专用隔声室，使工人与噪声接触的强度和时间均减少。（12）在平面布置中，将高噪声设备布置在远离操作人员集中的位 置，厂界绿化时选择种植可以减缓噪声的植物。（13）工人在进入高噪声区配戴防噪声耳罩。7.4环境影响分析对环境的影响分析应以本项目环境影响报告书的结论为准，在此只 对主要污染因子进行简要分析。该装置加热炉烟气排放满足排放标准要求，对环境空气质量不会造成明显影响。 该装置的含酚含氨污水、含油污水及生活污水送新建污水处理场处理，处理达到污水综合排放标准（GB8978-1996）中 I 级排放标准后 排放，不会对238、环境造成明显的影响。该装置废加氢催化剂由厂家回收，废瓷球/柱无害化填埋，均得到妥 善处理、处置，预计不会对外环境造成二次污染。工程主要噪声源为各类压缩机、机泵、加热炉、空冷器等。采用了 隔声、消声、减震等措施后，装置内噪声强度小于 90dB(A)，对厂界噪声 环境影响较小。因此，本联合装置的噪声将不会改变厂界噪声环境的现 状。8消防8.1 生产场所的火灾危险性项目中的改质煤焦油、硫化氢、氨、氢、液化气均属于重大危险 源辨识（GBl8218-2000）中的危险物质，根据各物质在生产装置、储存 装置中的最大可能存在量进行重大危险源辨识。生产装置、储存装置的 重大危险源见表 8.1-1 和 8.1-239、2。表 8.1-1各生产装置重大危险源辨识结果序号危险品名称临界量（t）存在位置危险品存在量（t）重大危险源（是/否）一半焦装置1煤气10干馏炉系统10否2煤气10电捕焦油器1是2#改质煤焦油1煤焦油加氢精制单元1是2硫化氢1荒煤气制氢装置1否硫化氢1酸性气制硫步骤20是4氢1荒煤气制氢装置1是氢1煤焦油加工装置1是氢1煤焦油加氢精制单元1是氢1轻烃稳定步骤1是通过分析可得，荒煤气制氢装置、煤焦油加工装置已构成生产装置的重大危险源。表 8.1-2各储存装置重大危险源辨识结果序号危险品名称临界量（t）存在位置危险品存在量（t）重大危险源（是，否）一半焦装置1煤气20气柜20否2硫磺200硫磺库房240、20是2液化气10液化气罐区10是本装置危险物质储量较大，品种较多，而且通过辨识装置内多个相对独立的单元已构成重大危险源，所以装置整体应按重大危险源管理。8.2 消防设施设置8.2.1 依托的消防设施本项目消防系统依托*能源一期工程甲醇厂的消防设施，已建消 防设施基本情况如下：甲醇厂的消防水系统分为低压消防给水系统和稳高压消防给水系 统。消火栓采用 SS150-1.6 型室外地上式消火栓，布置间距在工艺装置 区及罐区周围不大于 60 米，其余不大于 120 米。工艺装置区及罐区设置 消防水炮，以进行特殊保护；泡沫站严格执行低倍数泡沫灭火系统设 计规范GB50151-92(2000 年版)，保证241、化学品生产及储存的火灾抢险。 同时，建有 8000m3 消防水池两座。配备消防车四辆，消防水泵 6 台（详见下表）。消防队工作人员共计 35 人。表 8.2-1消防水泵一览表序号位号名 称数量使用场所备注1P25001a-c柴油驱动单级双吸离心泵3新鲜水泵房（消防水泵）Q=267L/S ，H=115m，NPSHr6m2P25002电驱动单级双吸离心泵1新鲜水泵房（消防水泵）Q=267L/S ， H=115m，NPSHr6m3P25003a/b单级多吸离心 泵2新鲜水泵房（消防稳压 泵）Q=18-36m3/h ， H=120m ， NPSHr5.5m8.2.2 新建的消防设施8.2.2.1 火灾242、报警系统沿装置周围和装置内消防道路设置手动报警按钮，报警报至中心控 制室。在压缩机厂房等房间内设置火灾自动报警系统，报警报至中心控制 室，报警信号盘设于中心控制室。在中心控制室设置电话报警系统，报警报至消防站。8.2.2.2 消防道路消防通道应结合城市道路和河道布置。当建筑沿街部分超过 150 米 或总长度超过 220 米时，均应设置穿过建筑物的消防通道。重要厂房、仓库等公共建筑应设环形消防车道。 消防通道成环状或在终端建设回车场地，道路宽度不宜小于 4 米，回车场地不小于 12 米12 米，通道上方障碍物的净空高度不应小于 4 米。 为方便地表水取水设施，设置通向河道边取水平台的消防车道。8243、.2.2.3 消防车灭火系统装置内设有贯通式消防通道，装置周围设有环行消防道路，道路一 侧设有地上式消火栓，满足消防车灭火系统对装置的保护，消防车辆及 人员依托已有消防设施。8.2.2.4 其他消防设施除以上设置的消防设施外，本装置还设置有蒸汽灭火系统、小型灭 火器等。8.2.2.5 电气配电线路采用非延燃性铠装电缆，明敷时置于配线桥架内或直接埋 地。室内油浸式变压器设在单独的小屋内，设事故油坑避免变压器油外 溢，防止火灾扩大。在爆炸和火灾危险场所严格按照环境的危险类别选用相应的电气设 备和灯具。对建构筑物按建筑物防雷设计规范采用相应的防雷措施，避免 雷击引起火灾。8.2.2.6 建筑有爆炸危244、险的室内设不发火花地面。对有爆炸危险的甲、乙类厂房 采用钢筋混凝土结构，利用门窗洞口作为泄压面积。生产厂房工作点至 楼梯的距离、厂房门及楼梯的设计均满足消防疏散的要求。生产厂房的 建筑设计满足防火规范的要求。生产厂房的耐火等级满足防火规范的要 求。9职业安全卫生9.1 安全卫生设计方案9.1.1 毒尘防治工程毒尘防治主要从两方面考虑：其一首先是在工艺上控制毒尘排 放源，做到不排或少排危害物；其二再对操作人员采取相应的防护措施。 主要措施如下：对产生粉尘或扬尘的场所、部位采用喷水、密闭等相应的措施。 对产生有害气体的厂房内部采取的通风换气措施。 燃烧加热设备用副产的干气，减少有害物质的产生量。9245、.1.2 热辐射防护污水焚烧炉采取绝热保温措施，污水焚烧厂房采取通风措施。加热 炉房设轴流通风机。9.1.3 减振与降噪 在设备选型中优先选用低噪声设备。 将高噪声设备置于室内，如压缩机设压缩机房，机泵分类设置泵房，可有效防止噪声的扩散与传播。 对振动较大的设备设单独基础或在设备底座上采取减振等措施。 在厂区总平面图布置中，根据地形、声源方向性、建（构）筑物的屏蔽作用和绿化植物的吸纳作用等因素合理进行布局，以减轻噪声的危 害。9.1.4 防爆在平面布置中，各生产区域、装置及建筑物间考虑有足够的防爆安全距离。装置采用 DCS 进行集中监视、控制和操作。装置的主要控制方案包 括：反应温度控制、反应246、系统压力控制、加热炉出口温度控制、高分液 位控制、冷高分液（界）位控制、循环氢压缩机控制、新氢压缩机控制、 高压进料泵控制及 PSA 装置控制。ESD 独立于 DCS 单独设置，以确保 生产装置、重要机组和关键生产设备的安全。在生产工艺系统中，易产生燃爆性介质的厂房采用通风除尘措施， 以降低爆炸物质的浓度。对可燃气体设施设低压报警，介质中含有可燃 气体的设备及管道均采取相应的防静电措施。在爆炸和火灾危险场所， 鼓风机室配置相应的防爆设备和灯具。9.1.5 锅炉及压力容器的安全措施 锅炉及压力容器均设置相应的安全保护装置。 压力容器及压力管道按规范要求设置必要的测温、测压及相应的调节装置。9.1247、.6 其它安全措施为防止停电事故并保证检修安全，多处操作的设备拟设机旁事故开 关，电气设备则设置必要的接零接地或漏电保护装置。有危险的场所或部位拟设置相应的安全栏杆、网、罩、警报等措施， 并设置必要的安全标志及事故照明设施；带坡度的通廊则考虑相应的防 滑措施。9.1.7 绿化及辅助用室鉴于绿化对安全卫生方面的有益作用，本工程拟充分利用厂内条件 进行绿化设计，绿化用地率为 20%。本工程根据卫生标准要求，根据生产特点和实际需要等原则，拟设置相应的辅助用室。生产卫生用室有浴室、存衣室等；生活用室设置休 息室、食堂和厕所等。9.2 安全卫生措施的效果预测及评价经采取上述措施后，本工程操作场所及岗位空248、气中毒尘等有害物将 低于国家标准中相应的最高允许浓度；工作场所内温度满足有关规定； 工作场所及岗位的噪声满足有关规范中相应标准；可避免火灾、爆炸、 压力容器事故等危害的发生，并减少其它事故的发生或出现，一旦出现 事故，即刻采取相应的备用或应急补救措施，将事故造成的损失降到最 低。本工程安全、卫生设施比较完善，在毒尘治理、防火防爆及其它安 全卫生方面，达到了“保证安全生产、保护职工身心健康”的目的，安全 卫生条件预计可达到国内同等规模企业的较先进水平。职业安全卫生专用投资主要包括：主要生产环节职业安全卫生防范 设施、检测设施及事故应急措施。职业安全卫生专用投资约占建设投资 的 5%。10节能10249、.1 能耗构成本项目全年加工 1000 万吨煤炭的总加工能耗为 219935.6 吨标煤， 折合成每吨煤炭的加工能耗为 0.022 吨标煤，其中电占 99.88%、新鲜水 占 0.12%。表 10.2-1项目全年煤炭加工能耗序号项目名称年消耗量折标煤系数能耗（tce）比例%1新鲜水2967200t0.0857254.30.12%2电1786950000kWh0.1229219616.299.88%合计219870.5100%吨煤单耗0.02210.2 主要节能措施10.2.1 半焦装置（1）炭化炉具有热效率高、生产能力大、能灵活调整加热温度、炉 顶温度低、焦油产率高、投资低等优点。（2）在机电250、产品的选型上，力求先进合理，选用效率高，能耗低的 新型产品。10.2.2 制氢装置（1）增湿塔循环水蒸发利用中温热；（2）提高变换炉反应热回收率；（3）采用公认的节能工艺即 PSA 工艺；（4）二级 PSA 工艺提高尾气热值，提高其燃烧效率；（5）二级 PSA 工艺成倍降低了富 H2S 尾气体积量，缩小了 PSA 脱H2S 规模。10.2.3 煤焦油加氢装置（1）加氢装置工艺节能特点煤焦油分馏部分，充分回收中段回流热能，降低进料加热炉燃料 消耗量；煤焦油分馏部分，对加氢反应部分形成热进料；煤焦油加氢部分，回收加氢反应热向“多点取热器”供热：有分馏 塔第一侧线塔重沸器、1#改质煤焦油稳定塔重沸器251、等；换热网络最大限度降低分离过程供热量、最大限度降低物流空冷 热量。合理减少工艺步骤，降低能耗：重质煤焦油加氢裂化反应流出物 与加氢精制反应流出物联合分离；集成工艺完成重芳烃改质，不设置改 质过程专用循环氢压缩机系统。（2）产品精制装置工艺节能特点 溶剂再生部分，采用低的压力，降低所用蒸汽能级，降低高压力蒸汽耗量； 各部分充分回收热物流热量，加热待加热物流。10.2.4 功能相同过程联合（1）PDS 气体脱 H2S 过程的溶剂再生过程联合。（2）MDEA 脱 H2S 过程的溶剂再生过程联合。10.2.5 建筑物节能措施（1）建筑围护结构采取隔热措施。（2）空调制冷系统按设计规模配置，不得任意加252、大，配置有效的调节控制装置。（3）选用节能性建筑设备及产品，包括空调、照明、电气设备和控 制系统等。10.2.6 全厂公用工程设施的配置统筹考虑合理确定全厂供应网络中心站在全厂总平面中的位置及输送方式。10.3 节水10.3.1 半焦装置生产用水尽可能循环使用，以提高水资源的利用率。10.3.2 制氢装置（1）热水循环系统排污水去重油热裂化装置二次使用；（2）变换炉二段入口气体控温冷却水，最终经变换气冷凝、冷却后， 作为热水循环系统补充水使用；（3）尽量使用空冷器减少循环水耗量10.3.3 加氢装置（1）加氢反应产物的注入除氧水转化为酸性水在产品精制装置再生 后循环使用；（2）尽量使用空冷器减253、少循环水耗量，降低循环水场蒸发水损失。10.3.4 产品精制装置（1）酸性水在产品精制装置再生后部分作为加氢反应产物的注入除 氧水，其余排水作半焦装置熄焦水使用；（2）使用循环水，节水措施是尽量使用空冷器减少循环水耗量，降 低循环水场蒸发水损失；（3）尽量使用空冷器减少循环水耗量。10.3.5 水回用措施 清洁雨水收集后作绿化水使用。 生化污水处理后夏季作绿化水使用，冬季排入工业园区管网。11装置定员生产过程采用集散控制系统（DCS）监控，参考中国石化总公司的石油化工企业定员标准，装置按四班三倒制考虑，全厂设置总定员1210 人，其中工人 1122 人，管理人员 88 人。表 11-1全厂定员254、编制序号岗位名称班制每班人数白班人数合计备注1管理部分881.1公司领导61.2综合办公室81.3生产运营部71.3.1半焦装置21.3.2焦油加氢装置31.3.3公用工程21.4质量技术部71.4.1中心化验室21.5设计研发中心161.6机械动力部81.7安健环部51.8经营部61.9保卫科252生产装置8782.1半焦装置644备煤工段426104炭化工段431124筛焦工段41976冷鼓脱硫工段429116装置内辅助设施4562242.2荒煤气制氢装置56内操4624外操48322.3焦油加工装置178内操42080外操42288成型包装25103公用工程52新鲜水消防水站428循环水255、场428化学水处理装置428空分及空压站4312换热站428110kV 总变4284辅助生产设施192中央控制室4832中央化验室4832消防气防站41040检维修中心4832危险化学品库4416储运4832污水处理428合计1210工人112212项目实施计划本项目属于大型煤化工项目，单元主项多。根据现有建设条件，该 项目建设期为 24 个月。项目实施进度计划拟定如下：（1）项目可行性研究报告报批，待建合同签订，完成设计招标：2012年 12 月；（2）完成基础设计、总体设计及生活基础设施的施工图设计，完成 设计审查，完成长周期设备订货等：2013 年 1 月-2013 年 2 月；（3）完256、成 EPC 和 EPCM 招标、施工招标，完成详细设计，完成设 备材料订货等：2013 年 3 月-6 月；（4）完成施工前期准备：2013 年 4 月；（5）进入主要施工安装期：2013 年 5 月-2014 年 8 月；（6）进行设备调试、项目分项中交：2014 年 9 月-10 月；（7）项目试车和整体中交(含项目实体、项目文件)：2014 年 11 月。13投资估算和资金筹措13.1 投资估算范围与方法项目建设投资估算范围包括 510 万吨/年半焦装置、160 万吨/年煤焦油加氢装 置、制氢装置、煤与半焦储存场所、中间产品储存罐区及泵、成品油罐区及泵、汽 车装卸设施等固定资产投资、无形资产和预备费等。项目总投资估算包括建设投 资、建设期利息和流动资金等三部分。本项目采用工程量法和相关系设法估算工程费用。工艺生产装置的 工程费用估算是根据主要专业提供的工程量，按现行的设备、材料价格 和建安工程估算指标进行估算。其他专业的工程费用参照其在已建成同 类装置投资的比例进行估算。