1、山东石化公司年产100万吨延迟焦化装置建设项目可行性研究报告XX工程咨询有限公司二零XX年XX月山东石化公司年产100万吨延迟焦化装置建设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133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31.1项目概论31.2.1项目背景41.2.2工程范围及投资意义41.5公用工程62.2、1项目范围72.2研究结果72.3.1 原料市场分析8产品市场分析9溶剂油92. 蜡油102.3.2.4 石油焦10原料性质112.5 工艺技术方案152.6 工艺技术特点182.8.1 延迟焦化部分20压缩吸收脱硫部分23主要控制方案24主要仪表选型25DCS控制系统25仪表供电27主要仪表清单273.主要设备选择293.1加热炉部分293.2延迟焦化炉293.3烟气余热回收系统303.4机械部分303.4.2主要设备313.5.3.2延迟焦化分馏塔323.4.3.2设备防腐33A、塔类33D、空冷器34装置设备表343.5.4.1主要节能措施433.6装置“三废”排放443.7.2定员453、原料45产品46设备概况46公用工程消耗及能耗指标46装置占地47装置定员474.5工艺技术方案的选择554.5.1制硫部分554.5.2尾气处理部分554.5.3溶剂选择564.8.2自动控制水平604.8.3控制室614.8.4仪表供电614.8.5仪表供风614.9装置平面布置61（1）主燃烧炉62（2）尾气焚烧炉62（3）燃烧器624.10.3机械部分634.10.4装置设备表634.12 给排水部分694.13 电信部分704.14 气象、地震烈度等自然条件：714.14.1 气象条件71Q=1689(1+0.7711SP)/(T+8)0.7272P：重现期724.15.1 设计范围4、724.15.3 竖向布置排雨水734.15.4绿化734.18建筑及结构部分78环境影响分析824.23环保投资82.1 危险物料的安全控制83.2 安全距离844.25.1.3 电气防爆844.25.1.4 构、建筑物防火844.25.1.5 消防854.25.1.6 防尘毒伤害854.26 劳动安全卫生865.2主要操作条件875.3.2一氧化碳变换90转化炉炉型选择91顶烧炉炉型特点925.3.3.2反应器935.3.3.3冷换设备93转化气蒸汽发生器93其它换热设备由于操作条件较苛刻，并考虑酸性水对设备的腐蚀，非定型换热器壳体采用碳钢，换热管采用不锈钢管。935.3.3.5压缩机945、5.3.3.6主要设备汇总945.5装置“三废”排放98治理措施99预期效果101环境管理与环境检测1015.6装置定员1017.工艺技术选择106NR-1催化剂在本设计的主要操作条件见表1077.2分馏部分1087.4主要设备选型109(一)反应器、塔及加热炉类表1107.8环境保护1147.10安全设施及技术措施1158.1工程进度安排1172. 固定资产投资中：1183. 固定资产投资中：1189.2资金筹措11810.1编制依据11810.2.3产品售价11910.2.4项目投资11910.2.5流动资金11910.2.7折旧与摊销12010.2.9盈余公积金12010.2.10盈余公6、益金12010.3.3管理费用12010.3.4 销售费用12010.4.2税金及附加费12110.4.4净现值（i=12%）12110.5投资回收期:6.65年12110.8敏感性分析12217.10结论1221. 总论1.1项目概论项目名称年产100万吨延迟焦化装置建设项目项目承担单位名称及负责人项目承担单位：山东某石化公司法人代表：张某项目负责人、联系人：张某地址：某某经济开发区1.2.1项目承担单位概况省略。1.2项目背景及投资意义1.2.1项目背景现在xx地区和周边所拥有的油品加工单位较多，但各油品加工单位的加工能力较少、加工技术简单、产品指标与市场要求有一定的差距。因此其副产品及公7、司现有市场的开发为公司今后的发展打下良好基础。山东某石化公司为摆脱xx地区油品加工单位多，市场竞争激烈的现状，依据公司临近大营铁路和盘海营高速公路及南邻鲅鱼圈港的便利的条件，拟通过外部采购渣油、重油（辽河、中海36-1、中海32-6俄罗斯M100燃料油），规划新建一套100104t/a延迟焦化装置。并充分利用、挖掘公司老区现有的生产装置功能和公司老区现有的辅助工程、公用工程系统、消防设施、通讯设施、卫生设施等能力和潜力，使其在最小的资金投入情况下获得最大的经济效益。1.2.2工程范围及投资意义山东某石化公司现已拥有一套15104t/a的常减压蒸馏装置，2104t/a的罐储能力和配套的油品装卸设8、施。公司在现有设施的基础上通过增建一套100104t/a延迟焦化装置、3000吨硫磺回收装置、制氢、焦化加氢等配套附属设施，将使该公司在市场竞争中增加抗风险能力，并且新建装置所产生的经济效益可以成为山东某石化公司新的经济增长点，对企业的稳定和发展有重要的意义。1.3经济分析指标表1-1经济分析指标表序号名 称单 位数量或指标备 注一建设规模1100104t/a延迟焦化装置万t/a10023000吨硫磺回收装置t/a30003制氢装置t/a50溶剂油加氢装置燃料油加氢装置二产品方案1溶剂油万t/a15.802凝析油万t/a2.03燃料油万t/a42.54蜡油万t/a6.25石油焦万t/a26.59、三公用工程用量1水m3/h7252电kW35463蒸汽t/h5.75四占地面积M2 300000五建筑面积m23000六运输量1运入量t1002运出量t100七新增定员人500八项目投资数据1报批项目总投资万元751571.1建设投资万元658571.2铺底流动资金万元9300九经济效益数值及指标1销售收入万元313933.95年平均值2利润总额万元17702.32年平均值3总成本万元290756.05年平均值4投资利润率%18.285投资利税率23.936投资回收期年6.917盈亏平衡点%24.871.4建设期 建设期2年。1.5公用工程 公用工程、罐区与200万t/a重交通道路沥青配套使用10、。第一节100104t/a延迟焦化装置2.1项目范围本项目的设计范围为100104t/a延迟焦化装置一套。100104t/a延迟焦化装置所需要配套的储运设施、供水、供电、供汽、供风等公用工程条件以及火炬设施和消防设施等，由公司在现有的条件情况下，通过另立扩能改造项目进行调整和完善等手段来满足要求。2.2研究结果本项目是山东某石化公司现有的储运工程、公用工程和基础设施的基础上，通过建设100104t/a延迟焦化装置，并充分利用、挖掘公司老区现有的生产装置功能和公司老区现有的辅助工程、公用工程系统、消防设施、通讯设施、卫生设施等能力和潜力，可提高山东某石化公司的市场竞争能力，在发展中求生存。装置物11、料平衡情况见下表：序号物料名称收率wt%产量104t/a一原料1重油、M100燃料油1001002小计100100二产品1凝析油2.052.052干 气6.956.953溶剂油15.8015.804锅炉燃料油42.5042.505蜡 油6.206.206焦 炭25.525.57小 计100100公用工程消耗情况见下表：序号物料名称收率wt%产量104t/a1新鲜水2t/h2循环水725 t/h3软化水1.5 t/h4脱氧水15.0 t/h5电3958kw61.35Mpa蒸汽0 t/h消耗与产出平衡7燃料气3312m3/h8净化风330 m3/h9非净化风270 m3/h2.3原料和产品的市场分12、析2.3.1 原料市场分析山东某石化公司地处东北，原料资源充足且国家的大营铁路直至公司院内。沈大高速、盘海营高速公路依厂而过，公司依辽河主航道承建万吨级油码头，可停靠万吨级油船。因此，山东某石化公司具有便利的运输条件和油品装卸条件，可以保障外购原料能够以较低的成本进入公司。根据近几年对辽河油田的重油市场跟踪分析得出，xx地区重油的供应充足，可以满足新建装置对重油的需要。中海36-1、32-6原油的供给能力较大，其相关的重油市场供给较为宽松，也完全可以作为延迟焦化装置的原料。因此，山东某石化公司100104t/a延迟焦化装置的原料为地产重油（辽河、中海36-1、中海32-6、俄罗斯M100燃料油13、）是稳定的合理的。 产品市场分析我国政府已制定 “十一五”期间国民经济和社会发展计划以及长远发展目标，国民经济持续发展，对能源的需求仍将稳步增长。考虑到GDP增长、人口增长和人民生活质量改善、城市化率提高、技术进步、环境保护、石油投源潜力、替代能源的开发和利用等诸多因素的发展和相互制约，预计未来10年石油产品在一次能源消费构成中的比例将保持目前水平或略有提高。通过部门调查法的油品终端消费用消费用途预测需求量如下： 溶剂油溶剂油的终端消费主要用作各种石油化工添加剂、调和剂。据有关部门的预测，“十一五”期间，我国用量年均增长率为7.8%，预计未来10年保有量仍将以10%速率增长。根据我国化工行业的14、发展对2010年的溶剂油需求量为4420104t。2.3.2.2锅炉燃料油锅炉燃料油主要用于交通（公路、铁路、水运）、农业、渔业和工业、陶瓷业、电力部门。近几年，我国农用柴油车蓬勃发展，极大地影响着我国成品油的消费结构，对燃料油的需求远大于对柴油的需求。预计未来的10年我国燃料油消费比例基本保持2：1左右。在燃料油需求量的预测中，还有一些不确定的因素，如随着农民的收入增加，部分农用车的使用者可能转向汽车或摩托车；出于节能和环保的要求，国家对油耗多、尾气排放不达标的农用车严格限制；加入WTO后，政府对国内汽车行业的保持逐步取消，私人轿车将有较快的发展，使汽油消费增幅加大，而燃料油消费增幅相对减缓15、。根据农业、电力、陶瓷等各行业发展对2010年柴油的需求量为9210104t。2. 蜡油延迟焦化蜡油是石油二次加工装置一催化裂化装置的优良原料之一，催化裂化装置将使低附加值的蜡油转化为高附加值的液化气（LPG）等是催化裂化装置的最佳原料有较大需求。2.3.2.4 石油焦随着我国近年来石油焦的产量不断提高，国内对石油焦需求的稳定增加，近几年石油焦的出口量不断增加。石油焦按其含硫量和灰分等主要指标分为3级和6级等。石油焦主要用途为冶金碳素行业用焦、有色铝行业用焦、燃料市场行业用焦和水泥行业用焦四类。冶金碳素行业对石油焦质量的要求较高，一般以1#焦为首选原料，2#焦次之。有色铝即3#焦为主，2#焦为16、辅。水泥行业需求对象为高硫焦即3#焦。随着环保要求的提高，国际上对燃料焦的硫含量也在不断降低，以防止硫对大气的污染。2.4工艺装置工艺技术选择 原料性质本装置的原料为外采重油，拟定的重油性质见下表：项 目单位性质备注密度（20）g/cm31.0698运动粘度80mm2/s3648100mm2/s821.3闪点（开口）178残炭m%13.9水分m%2.73酸值mgKOH/g12.8凝点32灰份m%0.16Cm%86.50Hm%10.86S%0.38NM%0.58族组分饱和烃-m%芳烃-m%胶质m%23.5沥青质m%3.8蜡含量m%1.76金属Nimg/kg99.7Vmg/kg1.7Vamg/kg17、14.5Almg/kg4.9Femg/kg51.2Cumg/kg0.2Camg/kg356馏程初馏点2635%32310%36130%46050%530(46.5%) 加工方案选择从拟定的重油性质数据可看出，该重油密度大、粘度高、金属镍、残碳以及沥青质等含得很高。其性质已类似国内所产一般原油的减压重油。列表比较如下：拟定重油大庆减压重油胜利减压重油任丘减压重油中原减压重油辽河减压重油相对密度d201.00410.92200.96980.96530.94240.9717馏程，全馏程500500500500500康氏残碳，（重）13.927.213.9017.5013.3014.0硫，%（重）0.18、380.171.950.761.180.37运动粘度mm2/s803648.54/100821.29104.5861.7958.5256.6549.9重金属含量ppmV1.80.12.21.27.01.5Vi94.87.2461.4210.383Fe99.7/36.8占原油，%（重）42.947.138.732.339.8根据国内采用重油延迟焦化加工工艺的同类装置运行数据和生产经验看，本工程推荐采用延迟焦化方案。延迟焦化方案是一种投资较少，工艺成熟的重油轻质化加工工艺。重油延迟焦化所产油品经加氢后，可做成品燃料油高傲组分。延迟焦化蜡油20的密度0.99g/cm3、含硫0.42%（m/m）、含氮19、0.62%（m/m），可作为山东某石化公司催化装置的原料。延迟焦化干气中含有较高的H2S组分，考虑到环保要求，在加工流程中考虑了处理延迟焦化干气的气体脱硫及硫磺加收装置。由于本方案延迟焦化所产石油焦为低硫焦，且数量不大，可以考虑出售，如果一时打不开市场，也可作燃料掺入煤中供附近的热电厂使用。产品收率物料名称收率wt%产量104t/a备 注凝析油2.052.05干 气6.956.95溶剂油15.8015.80锅炉燃料油42.5042.50蜡 油6.206.20石油焦26.526.5小 计9393 产品性质溶剂油、锅炉燃料油项 目单位溶剂油燃料油蜡油密度（20）g/cm30.74900.886120、1.0281凝点/-1618实际胶质mg/100ml18478/Cm%85.1686.2788.69Hm%13.8111.959.03Sm%0.200.310.42Nm%34018080.62闪点/95204溴价GBr/100ml49.022.6/酸度mgKOH/100ml14.921.70.2残炭m%0.510.62馏程IP4821431310%8123235530%11025436950%13227738570%14930239990%169334431EP185355/2.5 工艺技术方案2.5.1 焦炭塔直径的选择焦炭塔是延迟焦化装置的关键设备之一。焦炭塔的大小主要取决于装置的处理能力21、原料性质、操作循环比、操作温度及压力、生焦时间等。在原料性质、加工能力确定后，通常根据循环比、操作压力、生焦时间来确定焦炭塔的尺寸。延迟焦化装置的操作压力一般是确定在0.160.18MPa（g）,低压操作虽然可以提高液收，但装置的投资会增加。生焦时间在国外普遍采用1618小时，国内大都是24小时，本设计按国内水平仍采用24小时。由上可以看出，对焦炭塔尺寸的确定有调节的主要是循环比。根据重油的特点，由石油化工科学研究院试验确定，该延迟焦化装置的设计采用大循环比，其主要目的是减少质量较差只能作为燃料油的延迟焦化蜡油产率和防止弹丸焦的生产。根据有关生产经验，装置的循环比为0.81.0。本设计对不同22、的循五比分别计算了焦炭塔的直径，当循环比大于0.9时，特别是循环比为1.0时，焦炭塔的直径采用8400，但焦炭塔的高度略有增加。大循环比操作产品分布好，但设备投资大，能耗高。低循环比操作产品分布差，但设备投资少，能耗低。本设计针对循环比为0.8和0.92对应焦炭塔8400和8800的对比如下。不同循环比下的产品分布对比数据项目循环比0.92循环比0.8收率比0.92104t/a收率/wt%104t/a富气9.389.389.09.0溶剂油16.7216.7215.815.8燃料油43.1743.1742.542.5蜡油3.923.926.26.2石油焦26.826.826.526.5合计10023、100100100由上表可见循环比由0.92降低到0.8蜡油增加2.27104t/a，溶剂油减少0.92104t/a，燃料油减少0.67104t/a。但总液收提高0.68%。不同循环比下的设备对比数据项目循环比0.91.0规格重量及说明规格重量及说明焦炭塔880023000247t/台840024500235t/台放空塔40003021195t/台40001700085t/台高压水泵P=30.5MPaP=28.5MPa高压胶管P=42MPaP=32MPa除焦控制阀P=42MPaP=32MPa四通阀DN250DN250电动球阀DN250气动闸阀DN3008800焦炭塔国内使用经验较少，相应的材料24、水力除焦机械设备还未国产化，使用引进率较高。8400焦炭塔国内使用经验较多，相应的材料水力除焦机械设备基本已实现车产化，相对可节省给1000万元投资。综合产品分布和设备投资的比较结果，操作的循环比建设在0.80.9之间操作，焦炭塔采用8400直径，设备投资少，燃料消耗也减少约3000t/a，可以作到适时投入、适时产出。2.6 工艺技术特点a、采用一炉二塔的工艺路线。加热炉采用国内技术先进的双幅射室多火嘴卧管立式炉，并采用双面辐射、多点注汽、双向烧焦等技术。加热炉的炉效率可达90%。加热炉火嘴采用扁平焰、低NOx火嘴，以减少环境污染。b、分馏塔底油部分换热，控制塔底油温度稳定。c、采用循环油汽25、液相错流接触洗涤技术，以减少蜡油焦粉夹带。d、采用高效的条型浮阀塔板，提高塔分馏的弹性，使之更适合优化分馏塔的操作工况。设燃料油、中段、蜡油和原料重油的换热，尽可能的利用分馏塔的地剩热来加热原料，提高热利用率。同时由于原料和燃料油、中段、蜡油均有换热，便于分馏塔取热比例的调整和换后重油温度的控制。在工艺流程设计中，采用分馏塔内直接换热和馏份油外循环的技术调节循环比。e、采用一段塔式油吸收的密闭放空技术，减少焦炭塔吹汽对环境的污染，以及污油的回用。f、设焦炭塔的注消泡剂设施，降低泡沫层高度减少焦粉夹带。为准确检测焦炭塔的焦炭及泡沫层高度，设置中子料位计，准确确定注入消泡剂的时间。g、焦炭塔采用无26、堵焦阀暖塔工艺流程，缩短了焦炭塔的油气预热时间，避免了堵焦阀时预热甩油拿不净，切换四通阀引起突沸问题。h、加热炉采用空气预热器预热空气，提高炉子的热效率。设加热炉的余热回收系统、加热炉进料量和炉膛温度检测与燃料气控制的“本安型”联锁控制。i、焦炭塔采用双塔单井架水式除焦方式，节省约20%的钢材。j、焦炭塔水力除焦系统采用先进的PLC安全自保联锁系统。该技术可以有效实现水力除焦工作的顺利进行和安全操作。k、延迟焦化富气采用压缩一级吸收脱硫的工艺技术方案，减少富气中轻烃的夹带，以利于脱硫的安全操作。l、冷焦水处理部分采用罐式隔油分离、旋流离心分离罐和密闭冷却的工艺技术，减少占地和环境污染。m、切焦27、水处理部分采用高速离心分离、过滤、罐式贮存等技术，减少占地和环境污染。n、急冷油采用中段回流油，减少大油气管线的结焦。2.7主要操作条件项 目单位数 值备 注焦炭塔顶压力MPa(g)0.170.18循环比R0.80.9焦炭塔塔顶温度440450焦炭塔塔底温度488495油气入分馏塔温度415420原料进装置温度95加热炉辐射出口温度496500分馏塔顶压力MPa（g）0.11塔顶温度115顶循抽出温度148燃料油抽出温度235中段抽出温度295蜡油抽出温度3402.8 工艺流程2.8.1 延迟焦化部分延迟焦化原料进入装置界区后，首先经过顶循原料油换热器、燃料油换热器分别与顶循油、燃料油换热至128、30左右，通过电脱盐罐脱盐脱水后，然后与延迟焦化柴油换热，入原料油缓冲罐，原料由原料泵抽出，先后经原料中段回流换热器、蜡油原料油换热器后进入分馏塔下段换热区，在此与来自焦炭塔的热油气（415）接触换热，原料油中蜡油以上重馏份与热油气（415）中的被冷凝的循环油一起流入塔底，用加热炉进料泵抽出打入加热炉的对流段，流经辐射段被快速升温到500，然后经四通阀入焦炭塔底部。在换热段上部设喷淋设施，使上升油气与喷淋油错向流动洗涤，以除去焦粉。循环油和原料油中轻蜡油以上馏份，在焦炭塔内由于高温长停留时间，产生裂解、缩合等一系列反应，最后生成富气、溶剂油馏份、燃料油馏份、蜡油等液体产品和石油焦。焦炭结聚在塔29、内。高温油气经燃料油馏份急冷后，流入分馏塔换热板下。从焦炭塔顶流出的热油气入分馏塔换热段，与原料油直接换热后，冷出的循环油落入塔底，其余大量油气升经五层换热板及喷淋油错向流动洗涤后进入集油箱以上分馏段。从下往上分馏出蜡油、燃料油馏份、溶剂油馏份和富气。分馏塔蜡油集油箱的蜡油由蜡油泵抽出，经蜡油原料换热器，换热后分成二股物流：一股返向分馏塔作集油箱上回流，另一股先后流经蜡油蒸汽发生器、蜡油脱氧水换热器、蜡油软化水换热器。其余又经后冷器冷到80送出装置，蜡油集油箱下用240或340热回流。中流回流从11层板抽出，由中段回流泵压送后，经中段回流换热器，换热后返回14层板作回流。燃料油馏份从第17层板30、由柴油泵抽出，先后经燃料油原料油换热器，再生塔底重沸器，又经燃料油富吸收油换热器，再经燃料油后冷器冷到55后分为二股；一部分为燃料油馏份出装置去加氢装置进行后续加工，另一部分经吸收燃料油冷却器冷到40，经燃料油吸收泵打入燃料油吸收塔作为干气吸收剂用。自燃料油吸收塔底返回的富吸收燃料油经与燃料油换热后，作为分馏塔燃料油回流。为了保证来自系统的脱硫燃料气入加热炉火嘴前不带凝液，燃料气先与分馏塔顶回流经换热器换热，经与燃料气换热或旁路后的顶回流由顶回流泵压送到顶回流空冷器冷却到60返回到第31层，控制塔顶温度。塔顶油气经塔顶空冷器，后冷器冷却到40流入分馏塔顶油气分离罐，溶剂油馏份可由泵送出装置进行31、后续加工。延迟焦化富气经压缩机入口分液罐后进入富气压缩机。焦炭塔吹汽、冷焦产生的大量高温蒸汽及少量油气进入接触冷却塔，从顶部打入蜡油馏份，洗涤下油气中的燃料油馏份。塔底重油用泵抽出，送经水箱冷却器冷却后，一部分作为重油段顶回流。控制顶部气相温度180左右，另一部分在液面控制下送出装置或回炼。重油段顶油气及大量蒸汽直接进入空冷器。重油段增设重沸脱水器，回用装置及焦化厂污油。当来自焦炭塔的气相温度低时，顶部水蒸汽及少量轻烃经空冷器、后冷器冷到40进入塔顶气液分离罐，分出的污水由泵送入冷焦水池或作水洗段顶回流，并可送往酸性水汽提单元处理。不凝气排入瓦斯放火矩系统。本部分相关的工艺流程见附图说明。 压32、缩吸收脱硫部分自延迟焦化部分来的富气经离心压缩机升压到1.3MPa，然后经富气冷却器，冷却到60后，又进入冷却器，冷却到40进入富气分液罐，分液后的气体进入燃料油吸收塔经燃料油吸收，脱去C5组份，吸收塔顶流出干气去气体脱硫塔，塔底吸收燃料油在塔底液面控制下自压返回分馏塔作回流。脱硫后干气作炉用燃料气，多余气体并入瓦斯管网。来自再生塔的贫液经贫液富液换热器、贫液冷却器冷却到40。流入溶剂贮罐，然后用脱硫贫液泵抽出压送经贫液过滤器后进入脱硫塔，另一部分送往硫横回收单元作脱硫溶剂。再生塔顶酸性气经再生塔顶冷凝后气液两相流入再生塔顶回流罐分液，酸性气经压控去硫磺回收单元，酸性冷凝水作再生塔顶洗涤回流用33、。再生塔底重沸器用燃料油加热。本部分相关的工艺流程见附图说明。2.9自控水平概述本设计的主要内容包括延迟焦化部分、压缩吸收部分、气体脱硫部分、高压水泵及水力除焦部分和冷、切焦水处理部分。由于介质具有易燃，易爆，易腐蚀等特点，因此对装置的自动控制水平提出了很高的要求，不仅要求控制系统具有先进性，更应具有安全性和可靠性。为了满足延迟焦化装置对自动化的要求，自动控制系统将采用具有国际先进水平的分散型控制系统DCS，利用其生动的人机界面和丰富的控制运算功能，对确保装置连续生产的工艺参数均集中在控制室进行控制、指示、记录。对一些操作中变化较大，较重要工艺参数设有超限报警。所有转动设备的启停信号也均送至D34、CS进行指示。DCS具有显示全面、直观、控制可靠、优质，操作方便、准确，与根据延迟焦化装置特点选用的一次仪表相配合，使全装置能够安全、平稳、长周期、满负荷和高质量的运行，为装置的先进控制、优化控制和信息管理建立基础，并且为全厂实现计算机数据处理和生产管理创造条件。延迟焦化加热炉是装置的核心设备，为延迟焦化加热炉设置的安全联锁保护系统，能够保证延迟焦化加热炉的安全。安全联锁保护系统安全等级符合TUV和AK6级。对装置进料、产品、蒸汽、水等经济核算指标按不同要求设有流量累积指示。压缩机及高压水泵的控制及联锁系统随设置成套。在可能泄漏而聚可燃气体和有毒气体的地方，设有可燃气体浓度报警仪和有毒气体浓度35、报警仪。 主要控制方案延迟焦化加热炉出口温度与燃料气以及空气组成双交叉式比率控制。加热炉辐射段入口设置流量控制，并设置低流量报警及联锁。为防止炉管局部过热而结焦烧坏炉管，部分炉管管壁设有铠装表面热电偶检测。在焦炭塔上、中、下部位设置双套料位监测，分别设置中子料位计和表面热电偶，中子料位计可直接显示焦炭塔内的料位，表面热电偶监测焦炭塔表面温度可间接反映塔内料位的变化，以便及时采取措施，防止塔内料位过高。加热炉设氧化锆分析仪，对加热炉烟气中的O2含量进行监测。在所有测量介质为重油的塔和罐的液位一律设置双套远传液位计，增加一次仪表的可靠性。加热炉注汽管设流量控制。接触冷却塔顶温度由回流量串级控制，塔36、底液位由污油外甩量控制。设置必要的可燃气体和有毒气体报警器，并在DCS上指示报警。 主要仪表选型 DCS控制系统DCS控制系统硬件配置操作站4台工程师站1台报警打印机1台报表打印机1台激光打印机1台安全联锁保护系统安全联锁保护系统硬件配置SOE站1台工程师站1台事故报警打印机1台灯屏及按钮操作台2台控制柜、端子柜按安全联锁保护系统I/O点数配置安全联锁保护系统I/O点数模拟量输入20点数字量输入60点数字量输出40点控制柜、端子柜、安全栅柜按DCS控制系统I/O点数配置DCS控制系统I/O点数检测回路控制回路模拟量输入196点模拟量输入112点热电偶输入220点热电偶输入36点脉冲量输入12点37、脉冲量输入176点数字量输入150点数字量输入20点现场仪表温度仪表、压力仪表、流量仪表、液位仪表、就地液位分析仪表、调节阀、安全栅。加热炉设置氧含量分析仪。安全栅选用齐纳式安全栅。控制室本次设计设置一个控制室，共两层，每一层面积为2715（m）,下层分别设有控制室、机柜室、工程师室、UPS室及空调机室等，上层设置必要的办公设施和控制室的其它辅助设施。 仪表供电仪表用电由一套380VAC 50HZ 30KW不间断电源为DCS、联锁保护系统及其它仪表供电，另一套为24VDC冗余电源，容量为3KW，为需24VDC外供电的仪表供电。仪表供风。仪表供风采用净化风，其压力0.5MPa，用风量为150m338、/h。主要仪表清单内 容数 量备 注分散型控制系统（DCS）1套安全联锁系统1套双金属温度计238支热电偶236支压力表312支压力开关14台玻璃板液位计55台浮筒、浮球淤位变送器10台简易雷达液位计7台质量流量计6台电磁流量计2台超声波流量计1台热导流量计4台孔板118套变送器278台插入式氧化锆分析仪4台单、双座（笼式）调节阀97套两位式快速切断阀35套角阀10套三角阀5套蝶阀11套气动长行程执行机械20套自立式调节阀20套ASCO电磁阀38套可燃气体浓度报警器16台H2S浓度报警器8台仪表盘、柜3套空气过滤器减压阀172电/气转换器18阀限位开关16自动灌隔离液系统1套冗余24V直流电源39、箱2台电源分配器3台安全栅700台隔离器20台中子料位计6点/套气动压力变送器2台3.主要设备选择3.1加热炉部分本装置加热炉采用国内先进技术。由于循环比在0.80.9之间，所以加热炉负荷较大，为满足加热炉辐射段高冷油流速、短停留时间及炉膛热强度温度分布的均匀性要求，要本装置加热炉拟采用一台双面辐射加热炉。本加热炉部分包括一台延迟焦化加热炉和一套烟气余热回收系统。3.2延迟焦化炉a、本炉采用水平管双面辐射箱式炉炉型。b、由于本装置延迟焦化加热炉进料为环烷酸含量较高的重油，为此其对流炉管的材质选用ASTM A213 TP316L。c、辐射段采用双面辐射，炉管的材质拟选用ASTM A335 P9。40、每管程分别设备多个管壁热电偶，以监测正常操作或烧焦时的管壁温度，以防浇坏炉管，增加加热炉操作的安全性。d、燃料器采用低NO型扁平焰气体燃烧器。e、为减少炉壁散热损失，提高加热炉热效率，该炉辐射室侧墙、端墙及炉顶均采用耐火纤维制品衬里结构，对流室及烟囱衬里采用BQJ型轻质浇注料。3.3烟气余热回收系统a、为回收高温烟气的余热，采用一套余热回收系统，采用热管式空气预热器。换热后的冷烟气排入大气；换热后的热空气进入炉底风道供燃烧器燃烧使用。b、通、引风机的电机采用变频，以节省操作费用。c、加热炉系统的总体热效率可达90%。d、对流出口烟气温度，通风机、引风机等各主要控制点均进行联锁控制，事故状态时或41、报警、或紧急停车，保证装置的安全操作。3.4机械部分3.4.1概述本设计采用有井架水力除焦方式，配备二套水力除焦机械设备，并共用一套水力除焦程序控制系统。设计中本着既满足生产要求又节约投资的原则，采用国产设备。水力除焦原理及过程简述如下：由高压水泵来的高压水，经管线引至焦炭塔顶平台操作室，再由四条支管分别引至井架中部平台，经高压胶管、风动水龙头、钻杆，最后从水力钻孔切焦器喷嘴喷出，射在焦炭塔内的焦层上，利用高压水射流的轴心动压力和总打击力，使塔内焦层破碎、脱落，实现水力除焦。脱落的焦炭和水的混合物经斜溜槽流入储焦池内，由抓斗吊车进行倒焦，以及将焦炭抓装到火车或卡车上，运出装置。由于本装置处理的42、是渣油，焦炭塔直径达到8.4m，单位生焦量每日达到766t。为了满足生产和储焦的要求，储焦池容积暂按1000m3考虑；另外为了满足倒焦和装车的特殊要求，设计中选用两台防爆桥式抓斗起重机。另外，装置中配置一台富气压缩机组，用于将延迟焦化富气升压。考虑到全厂汽电平衡特殊要求，压缩机采用防爆型高压同步电机驱动。暂不用变频调速控制。该机组主要包括：压缩机主机、主电机、增速箱、联合底座、润滑油系统、仪表控制系统、中间气体冷却器、中间气液分离器和其他辅助设备等。3.4.2主要设备序号内 容数量1电动液压塔底盖装卸机1台2风动水龙头2台3钻机绞车2台4自动水力钻孔切焦器2台5钻杆2根6固定滑轮组2台7游动滑43、轮组2台8防爆电动四通阀1个9防爆电梯1台10除焦水控制阀及水力除焦控制系统1套11高压胶管2根12高压除焦水泵2台13球型隔离阀2台14防爆型抓斗起重机2台15富气压缩机组1套设备部分焦炭塔焦炭塔2台，直径8400mm，塔体材料采用15CrMoR。此材料已在上海石化8400mm焦炭塔上首次运用，已运行多年，并已通过专家技术鉴定。目前国内多家焦化厂采用此钢板制造焦炭塔。根据原料含硫量300平均压碎强度（N/颗） 150 堆积密度（kg/L） 0.650.72 磨损率（%） 0.4AL2O3含量 92.0c、CT65B（加氢催化剂）多观 46灰兰色小球 压碎强度（N/颗） 120堆积密度（kg/44、L） 0.850.95 比表面积（m2/g） 18030nm孔容（Ml/g） 0.19d、LS951（加氢催化剂）颜色和形状 兰灰色二叶草条形 外形尺寸 3520氧化钴含量%（m/m） 2.53.0 三氧化钼含量%（m/m） 1011比表面积（m2/g） 200 比孔容 0.40堆积密度（kg/l） 0.600.70平均压碎强度（N/cm） 160 e、溶剂型号 CT85 颜色 淡黄色透明液体 MDEA含量%（m/m） 90.0密度（d204） 1.041.09PH值 911.5运动粘度（mm2/s） 210凝固点（） 30溶解性 与水完全互溶4.2.3产品规格 硫磺的国家标准（GB2449945、2）指标见下表：项目质量指标试验方法一级品二级品三级品硫含量，%（m）不小于999995985GB2451酸度（以H2SO4计）不大于0005001003GB2454有机物，%（m）不大于005030080GB2455灰分，%（m）不大于004020040GB2453砷，%（m）不大于0001002005GB2456铁，%（m）不大于00030005GB2457水分，%（m）不大于01005010GB2452100目筛余物（孔径0.49mm）,%不大于GB2458200目筛余物（孔径0.074mm）,%不大于0510GB2458机械杂质无目测 本装置产品硫磺为国标一级品4.3生产规模 根据全厂46、物料平衡，硫磺回收装置规模为3000t/a，实际产量为2600t/a。年开工时数为8400h。 产品为固体硫磺。4.4工艺技术路线选择4.4.1国内外硫回收工艺技术概况在西欧和北美的工业发达国家里，同于工业化较早，环境保护立法亦较早且实施日趋严格，因此硫回收技术的开发较早和应用较为普遍。早在1870年英国化学家C.F.Claus发明了从含H2S的酸性气体中回收硫的工艺技术，并于1883年获得了专利，此方法称作Claus法。它是将酸性和一定量的空气导入一催化反应器内，H2S直接氧化而生成硫磺。但由于反应放热量高，只能在低空速下才能控制反应温度，因而生产效率低，阻碍了该方法在工业上得到应用。直至147、938年德国法本公司（IG.Frbenindustrie）对Claus硫回收法进行重大改革，推出改良Claus法后，该法才在工业上得到应用。自20世纪30年代改良Claus法实现工业化以来，经过半个多世纪的努力，Claus法硫回收工艺日臻完善。在工艺方面，发展了直流法、分流法、直接氧化法、硫循环法流程，一般采用一段高温氧化炉，两级、三级或四级低温转化器，可以加工含硫化氢5%100%的各种酸性气体。在催化剂以及加有助剂的专门用途的催化剂。在自控仪表应用方面、自70年代美国杜邦公司开发成功H2S/SO2在线比值分析仪以来，大型硫回收装置采用计算机控制优化操作，大大提高了装置的效率和硫回收率。另外，48、在材料和防腐技术的改善等方面也取得了很大发展。采用改良Claus法从酸性回收元素硫时，由于Claus反应是可逆的，受到化学平衡的限制，即使采用4级转化器，总硫回收率也只能到98%99%，有1%2%的硫化物要排到大气。承受装置规模大型化，SO2的污染也越来越重，为减少环境污染，科研工作者经反复试验陆续推出了一系列的尾气处理工艺。自20世纪60年代尾气处理工艺问世以来，国外开发并实现工业化的工艺有数十种，按其化学原理可分为三大类；尾气加氢还原吸收工艺；低温Claus工艺；H2S直接选择氧化工艺。a、 尾气加氢还原吸收工艺尾气加氢还原吸收工艺是通过加氢反应将尾气中的SO2、SX还原为H2S;COS、49、CS2水解为H2S。然后采用胺法选择吸收尾气中的H2S，富液经再生（汽提）放出酸性气，酸性气则返回Claus部分。该工艺的特点有：硫回收率高（99.8%）的感早放气净化度高（尾气中硫化物含量1500mg/m3）;投资低；操作费用低。低温Claus工艺主要有：IFP公司的Clauspol工艺等。c、 H2S直接选择氧化工艺 直接氧化工艺是将尾气（或贫酸性气）中的H2S直接氧气生成硫酸的方法。该工作特点是选择了低温下高活性催化剂，在此催化剂的作用下，尾气中H2S直接氧化生成硫磺。该工艺的优缺点与低温Claus基本相同。H2S直接选择氧化工艺主要有：Parsons公司的BSR/Seletox工艺和B50、SR/HiActivity工艺；Comprimo公司的SuperClaus工艺；Linde公司的Clinsulf工艺等。 三大类尾气处理工艺的比较名称低温Claus还原吸收直接氧化基本原理采用高活性催化剂，在低于硫露点温度下进行Claus反应，生成元素硫。在催化剂作用下，Claus尾气中的SO2 和元素硫还原为H2S，而COS和CS2水解为H2S。然后，H2S被胺液吸收。尾气中的H2S在催化剂作用下直接氧化为元素硫。总硫回收率尾气中硫化物含量投资费（相当于两级常规Claus费用操作费）98.5%99.5%1500ppm30%40低 %99.8%1500ppm30%40低 % 我国Claus法硫51、回收生产起于20世纪60年代中期，20世纪80年代起，国内大部分焦化厂都建成了自己的硫回收装置。但这些装置规模小（1104t/a以下的占80%）。大部分装置没有尾气处理部分，加上催化剂活性低，因此装置硫回收率低（85%）左右），SO2排放浓度高，造成环境污染加重。进入20世纪90年代后，加工进口高硫原油量的增加，加上环保立法日趋严格，特别是GB16297-1996环保法规的强制性实施，给大型焦化厂，特别是给加工高硫原油的大型焦化厂带来很大压力。为了贯彻国家环保局下发的GB16297-1996环保法规，沿海（江）加工高硫重油的焦化厂先后从国外引进了一大批回收先进技术涵盖6种工艺技术。见下表：国内52、引进装置一览表序号建厂地点气源专利技术装置规模104t/a回收率%投产日期1川东天然气净化厂油田气SCOT7.599.819802川西北天然气净化厂油田气MCRC1.599.019903镇海炼化公司炼厂气MCRC3.099.019964大连西太平洋石化公司炼厂气Clauspol-30010.099.519975镇海炼化公司炼厂气SCOT7.099.819996茂名石化公司炼厂气RAR2*6.099.820007广州石化总厂炼厂气SCOT2.099.819998安庆石化总厂炼厂气SuperClaus2.099.019999金陵石化公司炼厂气RAR4.099.8200010扬子石化公司炼厂气Sul53、freen1.498.5199011上海金山石化公司炼厂气Sulfreen0.7598.51995另外，我国硫回收催化剂有了自己的合成氧化铝催化剂系列，如齐鲁石化公司研究究院开发的LS系列硫回收催化剂和四川石油管理局天然院开发的CT6系统硫回收催化剂等。4.5工艺技术方案的选择本装置规模为年产硫磺3000t/a，在国内属小型硫回收装置。为满足国家环保局制定的大气污染物综合排放标准GB16297-1996的要求，本可研推荐本装置由制硫部分和尾气处理部分两部分组成。4.5.1制硫部分根据酸性气中H2S浓度较高（50%），推荐采用改良Claus直流法（亦称部分燃烧法）硫回收工艺，全部酸性气进燃烧炉，54、按烃类完全燃烧且1/3的H2S生成SO2控制进入主燃烧风量。其流程设置为一段高温硫回收加两段低温催化硫回收，该部分硫回收率为93%-95%，主燃烧炉废热锅炉及焚烧炉废热锅炉产生1.0Mpa的水蒸汽，该蒸汽除自用外剩余部分送到全厂蒸汽管网，硫冷凝器产生0.35Mpa的水蒸汽，该蒸汽全部用于本装置设备和管线的保温和伴热。一转和二转入口过程气升温采用电加热，与其它过程气升温方法相比，电加热的特点是流程简单，投资适中，调节灵活，操作弹性大，不影响总硫转化率。4.5.2尾气处理部分尾气处理部分推荐采用还原吸收工艺。该工艺的特点是工艺成熟，它广泛用于石油和天然气工业；尾气净化度高，排往大气的排放物中有害杂55、质的含量完全符合GB162971996的要求。为达到加氢还原所需要的反应温度，Claus尾气要由三冷后的160升至280-300。在以往的工艺中通常采用加热炉或气/气换热等措施，要珂研推荐电加热器。电加热的好处是控制简单，处理介质单纯，安全性好。4.5.3溶剂选择焦化厂气脱硫广泛采用醇胺类液体脱硫剂。从20世纪30年代起主要应用单乙醇胺（MEA）、二乙醇胺（DEA），到50年代的二异丙醇胺（DIPA），80年代开始使用甲基二乙醇胺（MDEA），目前又普遍采用复配型MDEA溶剂。从上述溶剂对H2S吸收的选择性来看，从前到后逐渐升高。溶剂循环量和蒸汽消耗量则逐渐降低。鉴于尾气处理部分吸收塔进料气中56、CO2/H2S比值高，而吸收塔压力低（接近常压），为了节约投资和降低能耗，因此推荐采用复配型MDEA溶剂。4.6物料平衡4.6.1物料平衡项目物料名称Kg/hT/d104t/a进料酸性气4139.910.3469空气115627.740.9710燃料气200.480.0168合计158938.131.3527出料硫磺3097.420.2600烟道气105025.190.8995酸性水2305.520.1932合计158938.131.35274.6.2主要技术指标总硫回收率：99.9%SO2排放浓度745mg/m3SO2排放量0.62kg/h4.7装置工艺流程来自延迟焦化装置的酸性气进酸性气分57、液罐分液，凝液流入酸性液压送罐，用N2间断地压送至污水汽提装置。脱除凝液后的酸性气进入主燃烧炉，按烃类完全燃烧且1/3的H2S生成SO2控制进入主燃烧风量。在主燃烧炉内，H2S氧化生成元素硫，反应式如下：1/3H2S+1/2 O21/3SO2+1/3 H2O+Q；2/3H2S+1/3 SO21/XSX+2/3 H2O+Q.燃烧反应后的高温过程气进入主燃烧炉废热锅炉，在主燃烧炉废热锅炉中，采用发生1.0Mpa水蒸汽达到回收反应余热并降低过程所温度的双重目的。过程气温度降至350进入第一硫冷凝器。在第一硫冷凝器中，采用发生低压水蒸汽（0.35Mpa）达到回收反应余热并降低过程气温度的双重目的，降温58、的目的是为了分出反应生成的无素硫，当过程气温度降至160并分出元素硫后，为保证反应能正常进行，分出无素硫的过程气进入第一在线加热器。第一硫冷凝器分出的液硫进入硫封罐。过程气在第一在线加热器经电加热升温至240后进入一级转化器，在催化剂的作用下H2S与SO2继续发生Claus反应生成硫磺，反应式如下：2H2S+ SO23/XSX +2H2O+Q。反应后过程气温度上升到316，出一级转化器进入第二硫冷凝器。在第二硫冷凝器中，采用发生低压水蒸汽（0.35Mpa）达到回收反应余热并降低过程气温度的双重目的，降温的目的是为了分出反应生成的元素硫，当过程气温度降至160并分出元素硫后，为保证反应能正常进行59、，分出元素硫的过程气进入第二在线加热器。第二硫冷凝器分液硫进入硫封罐。过程气在第二在线加热器加热升温至220进入二级转化器，在催化剂的作用下H2S与SO2继续发生Claus反应生成硫磺反应式如下：2H2S+ SO23/XSX +2H2O+Q。反应后过程气温度上升到238出二级转化器进入第三硫冷凝器。在第三硫冷凝器中，采用发生低压水蒸汽（0.35Mpa）达到回收反应余热降低过程气温度的双重目的，降温的目的是为了分出反应生成的无素硫，当过程气温度降至160并分出元素硫后进入扑集器。自第三冷凝器和扑集发液硫进入硫封罐。自扑集器出来的Claus尾气进加氢还原部分。来自制硫部分的Claus尾气经电加热器60、升温至280后进入加氢反器，在Co-Mo催化剂的作用下，尾气中的SO2和元素硫发生还原反应生成H2S，反应式如下：SO2+3H2H2S+2H2O+Q；S8+8H28H2S+Q。而与此同时，尾气中的COS和CS2通过水解基本上完全转化为H2S，反应式如下：COS+ H2OH2S+CO2+ Q。CS2+2H2O2H2S+ CO2+ Q。由于加氢反应为放热反应，出反应器的尾气温度升至316。高温尾气进入急冷塔的下部，采用冷却水降温。冷却水自塔上部进入，与尾气逆流接触，尾气被冷却的同时，其中含有的水蒸所被冷凝。冷却水由塔底部抽出，温度约66，经急冷水循环泵升压后，大部分水冷冷至40后返回急冷塔顶，少部61、分则送往污水汽提装置。急冷塔塔顶层气经冷却降温至40进入吸收塔底部，与塔顶进入的30%的醇胺溶液（富液）从塔底流出，富醇胺液经富液泵升压并与贫胺液换热后从塔顶进入溶剂再生塔。从吸收塔塔顶流出的含H2S0.5MPa，用风量为40Nm3/h。4.9装置平面布置 山东某石化公司3000t/a硫磺回收装置用地60x25=1500m2。根据100x104t/a延迟焦化装置用地情况，与3000t/a硫磺回收装置布置在一个界区内，构成一个联合装置，共用地为229500m2。 3000t/a硫磺回收装置内设置构架区、管廊区和仓库区（包括成型）仓库区布置在临近道路便用硫磺产品的装车操作。 本布置可以充分满足现行62、有关规定、规范、检修和消防的要求。4.10主要设备选择4.10.1设备部分 硫磺回收装置共有静设备：（1）转换器3台（一体）；（2）冷换设备13台；（3）容器14台；（4）塔3台。冷换设备包括废热锅炉、加热器和冷凝器共9台，主体材质均为碳钢，其中第一硫冷凝器、第二冷凝器及第三冷凝器为一体设备。容器类设备共14台，材质均为碳钢。塔体为复合钢板。4.10.2根据工艺流程要求，本装置共设两台加热炉，一台为主燃烧炉，另一台为尾气焚烧炉。设备特点如下： （1）主燃烧炉 本炉采用圆筒形卧式结构，在燃烧室内将酸性气体中的H2S燃烧成水和硫，并产生部分SO2。 （2）尾气焚烧炉 本炉采用圆筒形卧式结构，被加热63、介质为尾气，同于尾气中H2S和SO2的含量较少，需配备一定量的外供燃料和空气将其焚烧。 （3）燃烧器 因炉燃烧产物的品质，直接影响到最终产品的品质，拟采用进口燃烧器。 （4）燃烧后的高温产物，经一系列的工艺处理和余热锅炉的能量回收后，其烟气经烟囱排入大气。 （5）炉膛内设有一道带方格的花墙，以使得经燃烧器喷出的气体通过花墙混全的更均匀。 （6）炉壳体为碳钢，内衬耐火砖及隔热材料，用鞍型支座支撑。 （7）炉体设置热电偶及测压管及监测操作，以保证正常运行。4.10.3机械部分 根据总的物料平衡，本装置硫磺成型能力为3000t/a。本部分主要由滴落式钢带硫磺造粒机、定量装袋机、缝袋机、输送机、装运叉64、车等组成。 滴落式钢带硫磺造粒机安装在二层楼上。液硫经液硫泵送至滴落式钢带硫磺造粒机，液硫经造粒机给料器滴落在造粒机不锈钢带上，经冷却成固体粒状，在滴落式钢带硫磺造粒机尾部剥落进入定量装袋机装袋，装好粒状硫磺的纺织袋，经输送机送到缝袋封口后，用叉车运到堆放地。 硫磺仓库的储存量为10d的硫磺产量（约80t）。硫磺仓库的占地约18x26=468m2。4.10.4装置设备表 （1）反应炉序号设备名称数量规 格（mm）操作条件操作介质压力MPa温度1主燃烧炉11800x36000.0501300酸性气、空气2尾气焚烧炉11600x40000.006700尾气、空气燃烧气（2）塔类序号设备名称数量规 65、格（mm）操作条件操作介质压力MPa温度1急冷塔12000x170000.015350尾气、急冷水2吸收塔1600x170000.00845尾气、胺液3再生塔1600x250000.080121酸性气、胺液 （3）冷换序号设备名称数量规 格（mm）操作条件操作介质备 注压力MPa温度1主燃烧炉废热锅炉11000x5800管：0.040壳：1.0001300180过程气水蒸汽2一转入口加热器130kw0.035260过程气电加热3二转入口加热器122kw0.038210过程气电加热4第一硫冷凝器1管：0.040壳：0.350350147过程气水蒸汽5第二硫冷凝器1管：0.035壳：0.3503266、0147过程气水蒸汽6第三硫冷凝器1管：0.030壳：0.130230124过程气水蒸汽7尾气加热器143kw0.03300过程气电加热8焚烧炉废热锅炉11000x4600管：0.006壳：1.000700180尾 气水蒸汽9急冷水冷却器1BES600-1.6-85-6/25-4管：0.400壳：0.7004070循环水急冷水10贫富液换热器1AES500-1.6-55-6/25-2管：0.700壳：0.70090121富 液贫 液11贫液冷却器1AES400-1.6-15-3/25-4管：0.400壳：0.7004070循环水贫 液12再物塔顶冷凝器1AES400-1.6-15-3/25-467、管：0.400壳：0.07040110循环水酸性气13再生塔度重沸器1AES400-1.6-15-3/25-4管：0.350壳：0.080147121水蒸汽胺 液（4）容器序号设备名称数量设备规格操作条件操作介质压力Mpa温度1酸性气分液罐1140035000.0640酸性气2酸性水压送罐180020000.540酸性气、氮气3燃料气分液罐180020000.530燃料气4排污罐110003000常压100污水5净化空气罐180020000.540空气6非净化空气罐1100030000.540空气7硫封罐46300/303000.01155液硫8液硫池1200025003000常压150液硫968、扑集器1600/70035000.025155液硫、尾气10胺液罐216005000常压70胺气11烟囱1600/80080000常压常温烟道气（5）鼓风机序号名称数量入口流量m3/min操作条件轴功率KW风员机型号电机功率操作备用入口温度出口压力KW1燃烧炉鼓风机1120300.07432.7D20-81-7545kw2焚烧炉鼓风机1115300.02810.8D15-41-3018.5KW (6)机泵序号名称数量操作介质流量温度扬程m轴功率KW电机功率（KW）操作备用1液硫输送泵11液硫3.27150344.25.52液硫脱气泵11液硫3.27150344.25.53急冷水泵11酸性水1169、68785.57.54贫液泵11贫胺液5.7121854.35.55富液泵11富胺液5.446864.45.56再生塔回流泵11酸性水0.540550.40.75（7）成型机械设备名称数量材料单重（kg）总重（kg）备注滴落式钢带硫磺造粒机1组合件40004000定量装袋机1组合件800800输送机1组合件640640缝袋机1组合件3030料斗1Ocrl9Ni9约400约400引风机1Ocrl9Ni9叉车2组合件4.11电气部分4.11.2. 用电负荷用电设备6kV动力380V动力照明小计年用电量备注需要容量需要容量需要容量kWkWkWkWkW低压电机1201201.0210619台照 明2070、200.08106合 计401.110619台装置区环境特征本装置区大部分场所属于粉尘易燃易爆危险区域，配电间以外的大部分电气设备均应选用相应防爆等级的防爆电气设备。装置区内工作接地、保护接地、防雷防静电接地采用公共接地网，接地电阻不大于4欧姆。节能措施采用节能电机、节能灯具、照明节能控制器4.12 给排水部分系统划分给排水系统划分根据工艺专业所提水量和装置周围给排水管网现状，系统划分如下：新鲜水管道、循环冷水管道、压力循环热水管道、含油污水管道、稳高压消防给水管道（1） 计量为节约用水，尽量减少新鲜水用量，实行用水计量。新鲜水管道进装置入口处设协置切断阀及计量设施；循环冷水管道进装置处设置切71、断阀及计量设施。含油污水出装置前计量井。（2） 消防选用通过国家级消防产品质量监督检测中心检验合格的产品.本装置内消防水系统按稳高压消防给水系统设置，装置外须设置环状消防给水管网及消火栓。装置消防用水量150l/s，火灾延续供水时间为3h。装置内沿道路边设置消防给水管道及地上式消水栓，炉内及管廊下均设置箱式消火栓。室内外设置足够数量的手提式灭火器或推车式灭器，以扑灭装置初期火灾。自流排水管道出装置前均设置水封井。含油污水管道干管最高处设通气管。4.13 电信部分行政电话、调度电话、火灾报警电话及信号系统、无线对讲电话及火灾报警线路。4.13.1 火灾报警电话及信号系统火灾报警采用二种形式：（172、）采用行政电话专用号“119”报警，凡设有行政电话分机的用户均可报警。（2）火灾报警信号报警控制室、配电间内设光电感烟探测器，仓库内设防爆光电感烟探测器，装置区及成型设手动报警按钮，控制室内设火灾报警控制器。当发生火警时，报警信号送到设在控制室内的火灾报警控制室内。（3）无线对讲电话为解决装置开工、检修及巡回检查人员与控制室内操作人员之间的联系，设2台无线对讲电话。4.14 气象、地震烈度等自然条件：4.14.1 气象条件温度：极端最高气温 39 极端最低气温 -28.2 年平均气温 8.4 夏季最热月平均气温 24.5 冬季最冷月平均气温 -15.7湿度：年最热月平均相对湿度 82%年最冷月73、平均相对湿度 54% 年平均相对湿度 70.5%气压：年平均气压 1016.22毫巴 最高气压 1046.1毫巴风速：最大（地面上10米处）风速 25.7米/秒 平均风速 4.6米/秒主导风向：夏季 西南南 冬季 东北北降雨量：年平均降雨量 622.1毫米 日最大降雨量 142.2毫米 小时最大降雨量 47.8毫米 一次暴雨持续时间 2天 十分钟最大降雨量 22.8毫米暴雨强度公式：Q=1689(1+0.7711SP)/(T+8)0.72P：重现期T：地面积水时间、分钟降雨量： 雪荷载 343.23N/M2(35kg/m2) 最大降雪厚度 150毫米土壤冻结深度 110厘米 地震烈度拟建的厂区74、地震烈度均为7度（麦卡里）4.15 设计原则 建筑设计要考虑石油化工的生产特点，满足防火、防暴等要求，合理地采用新技术、新结构、新材料，新建筑物应注意与周围环境的协调统一。4.15.1 设计范围 本装置内新建一幢建筑物，建筑面积为576m2（轴线面积）。具体内容详见下表：序号名 称火灾危险性分类建筑物耐火等级备 注1硫磺造粒机房及仓库乙二局部二层,一层建筑面积为468m2二层为108m2,钢筋混凝土,框架结构4.15.2 总图部分总图运输设计范围为装置边界线以内的竖向、道路及排雨水等设计。4.15.3 竖向布置排雨水3000t/a硫磺回收装置内的自然地面较为平坦，南高北低，西高东低，为满足工艺75、设计要求，并结合自然地情况，本装置竖向设计采用连续平坡式竖向布置形式。东西方向、南北方向坡度增为0.3%。场地清洁雨水排至装置外原有排水沟内。4.15.4绿化考虑在仓库等建筑物周围适当布置绿化场地，种植灌、花卉和敷设草坪。绿化面积约为100m2。4.16.消耗指标与能耗4.16.1.用水量序号使用地点或用途给水，t/h排水，t/h备注新鲜水循环冷水除盐水循环热水含油污水含硫污水含盐污水1燃烧炉鼓风机2.02.02燃烧炉鼓风机1.01.03燃烧炉废锅0.960.054焚烧炉废锅0.240.015硫冷凝器0.350.026酸性气分液罐0.5间断最大7燃料气分液罐0.5间断最大8排污罐0.50.5976、成型20.020.0间断最大10急冷水冷却器45.045.011贫液冷却器13.513.512再生塔冷凝器11.511.513急冷 塔废水0.2314生活用水1.01.0间断最大合计1.093.51.5593.01.5*0.730.584.16.2耗电量序号使用地点或用途电压设备台数设备容量，KW轴功率KW备注年开工时数操作备用操作备用1燃烧炉鼓风机38011454532.784002焚烧炉鼓风机3801118.518.510.884003液硫输送泵380115.55.54.240004液硫脱气泵380115.55.54.284005急冷水泵380117.57.55.584006贫液泵380177、15.55.54.384007富液泵380115.55.54.484008再生塔顶回流泵380110.750.750.484009一转入口加热器3801030030840010二转入口加热器3801022022840011尾气加热器3801043043840012烧嘴点火器3802021.50210013成型3806400014照明220204000合计138197941884.16.3蒸气耗量序号使用地点或用途水蒸气，t/h凝结水（t/h）1.0Mpa(g)0.35Mpa(g)1燃烧炉废热锅炉-0.912焚烧炉废热锅炉-0.233硫冷凝器-0.334再生塔重沸器0.505拌热及其它0.35合78、计-1.140.52注：（一）代表自产蒸气4.16.4燃料气消耗序号使用地点和用途用量，kg/h备用1主燃料炉正常使用2尾气燃烧炉20合 计204.16.5 催化剂和化学药剂序号名 称型号或规格年用量（t）一次装入量预期寿命（年）1制硫催化剂CT6-4B/LS-3003.52加氢催化剂CT6-5B/LS-9511.833液氨（瓶装）一瓶344溶剂MDEA(96992流程情况较复杂较简单3原料耗量1.04燃料耗量1.0-0.45综合能耗1.00.856工程投资1.07供氢压力（MPa）1.32.4 从表5-1中可以看出，化学净化法流程具有原料消耗低，工程投资低的优点，但工艺流程复杂、能耗较高，生79、产的工业氢纯度低，PSA净化流程尽管其原料消耗高，投资稍高，但其能耗低、工艺流程简单、开停工方便、工业氢纯度高、供氢压力高，有利于降低新氢压缩机的功耗。尤其是由于近期PSA技术进步（多床多次均压，吸附剂性能的改进等），使氢气的回收率高达90-92%，加之近几年PSA技术的国产化，极大地降低了PSA投资，从而有效地降低了该工艺的氢气生产成本，使该技术在新建制氢装置中占主导地位。两种净化方法的对比取决于原料和燃料价格及技术经济比较结果，根据本装置原料采用本工程项目中DCC装置干气为原料的实际情况，决定本制氢装置采用变压吸附净化气工艺。5.2主要操作条件加氢反应器入口温度 380出口温度 370入口80、压力MPa（abs）3.4出口压力MPa(abs) 3.37加氢催化剂装置m3 7.0脱硫反应器入口温度 370出口温度 360入口压力MPa(abs) 3.37出口压力MPa(abs) 3.34催化剂装置m3 8.52转化炉辐射段入口温度 500出口温度 840入口压力MPa(abs) 3.15出口压力MPa(abs) 2.9碳空速h-1 900 水碳化mlo/mol 3.5催化剂装置m3 8.5中温变换反应器入口温度 360出口温度 470入口压力MPa(abs) 2.88出口压力MPa(abs) 2.85空速（干）h-1 2035催化剂装置m3 16PSA单元操作条件入口温度 40入口压81、力MPa(abs) 3.375.3装置工艺流程及物料平衡5.3.1烃类蒸汽转化原料气由装置外进入本装置原料气缓冲罐，压缩后进入原料气脱硫部分。进入脱硫部分的原料气经原料气预热炉预热至380，进入加氢反应器进行加氢脱硫反应，使有机硫转化为无机硫后进入氧化锌脱硫反应器脱除硫化氢。经过脱硫精制后的气体硫含量小于0.2ppm，进入转化部分。经脱硫精制后的原料气按水碳比3.5与3.5MPa水蒸汽混合，再经转化炉对流段预热至500，进入转化炉辐射段。在催化剂的作用下，发生复杂的水蒸汽转化反应。整个反应过程是吸热的，所需热量由分布在转化炉顶部的气体燃料烧嘴提供，出转化炉840高温转化气经转化气蒸汽发生器换热82、后，温度降至360。蒸汽转化反应过程是受热力学限制的，为满足高温转化反应的工艺要求，提高转化率，降低转化气中的甲烷含量，必须维持较高的转化气出口温度，以降低原料消耗。近年来随着各种性能优良的新型耐高温炉管的出现，转化反应的操作温度也呈上升趋势。如果转化反应的操作温度由820提高到840，制氢装置的氢气成本约降低3%-4%，能耗约降低3%-4%。可见，提高转化温度是制氢装置节能降耗的最有效手段。但是过高的反应压力和温度又给转化炉的机械设计造成根本困难，影响全装置的经济性。因此，应综合考虑。据调查，在同样采用HP炉管的情况下，国外转化炉出口的设计温度已达860-870，而国内转化炉出口的设计温度仅83、为820。因此，完全有理由可以将转化炉的出口温度设计到840，已进一步降低制氢装置的氢气成本，进一步提高国内制氢技术水平。本装置转化炉出口温度拟设计为840。水碳比的降低将使转化炉的热负荷降低，燃料耗量降低，外输3.5MPa蒸汽增加，有利于降低氢气成本。在转化催化剂方面，拟选用齐鲁化工研究院研制的Z412W/Z413W天然气转化催化剂，该催化剂更适合于天然气水蒸汽的转化工艺。该催化剂具备耐高温性能好，稳定性好，价格低，并具有一定的抗积碳能力。根据我国转化炉管和催化剂性能水平，综合考虑原材料消耗，催化剂寿命，装置投资等因素，对转化炉的操作条件选择为：转化出口压力2.9MPa(abc)；转化出口884、40，水碳比3.5。5.3.2一氧化碳变换控制好水蒸汽与原料气的比值（水碳比），是转化炉操作的关键，水碳比过高不仅浪费水蒸汽，而且增加转化炉的热负荷，水碳比过低会引起催化剂积碳，使催化剂失活，甚至造成生产事故。为此从安全生产与节能两方面综合考虑，采用蒸汽量、原料量的比值调节系统，则可在生产过程稳定时，要求水碳比操作值处于低限，而在原料量流动时要求配入适当过量的蒸汽。变压吸附近控制：包括顺序控制、优化控制、程控调节、联锁、管理以及专家事故诊断功能。主要安全联锁系统a. 转化炉自动安全联锁系统影响转化炉正常生产的主要参数有：水碳比过低，炉膛压力过高，燃料气压力过低，预热空气压力过低，中压汽包液位过85、低，鼓风机停机，引风机停机等。上述联锁信号若放在自动联锁位置，则其中任何一个动作都会导致转化炉自动停炉。将进转化炉的工艺蒸汽，脱硫原料气，主、次燃料气调节阀切断，而将氮气阀打开（蒸汽阀延时半小时关闭，而后氮气阀手动打开），则转化炉就会安全停炉。如果不放在自动位置，上述参数超限时预报警，不自动联锁，但通过人工处理达到正常，若经人工处理仍达不到正常，则再启动紧急手动开关使转化炉停炉。 b.原料气压缩机控制联锁。 c.变压吸附单元控制联锁。5.3.3主要设备选择5.3.3.1转化炉 转化炉炉型选择 转化炉为制氢装置的核心设备，转化炉结构形式主要有：顶烧炉、侧烧炉、阶梯炉和底烧炉等，但目前广泛应用的炉86、型只有顶烧和侧烧两种，其选择主要取决于下列因素：转化炉大小应用场合燃料种类转化炉的尺寸是十分重要的，一般说来，较大的转化炉不宜采用侧烧炉，因其烧嘴过多而常常必需将辐射室分成两个（或更多）炉膛。顶烧炉因其烧嘴少，结构紧凑，则较适合于大型转化炉。在燃料种类的适应性方面，侧烧炉只局限使用燃料气及汽化后的石脑油和液化石油气，而顶烧炉因烧嘴形式众多，可以使用各种气体和液体燃料。根据上述分析，本报告通过对生产规模、燃料种类、催化剂性能要求，换热方案以及施工安装、检修、合金钢用量等多方面的综合比较，并考虑了节省投资，生产稳妥可靠等因素，选择炉型为：顶部烧嘴供热、对流段横卧于地的结构。顶烧炉炉型特点a.最适合87、转化反应的要求。b.有利于延长炉管的使用寿命。c.辐射效率高，燃料消耗少d.烧嘴种类众种，燃料的适应性强。e.烧嘴数量少，易于操作。f.操作弹性大g.对流段设置于地面上，与侧烧炉对流段设置在辐射段顶部相比，对流段的安装和检修都较为方便，汽包安装高度亦大大降低。h.由于顶炉烧火嘴较少，便于采用空气预热器，空气经对流段低温热预热后进入火嘴助燃，可节省燃料消耗。k.顶烧炉因火嘴集中、能量大、数量少，更适合于燃料低热值的SPA脱附气。转化炉管的选择转化炉管是在高温高压下工作的，所以对材料要求比较苛刻。目前国内已有四川化机厂、广东华利合金炉管厂、烟台玛努尔合金炉管厂以及兰州石化总厂机械厂等厂家能生产HP88、HK系列的离心浇涛管，产品质量已达到国外同类产品指标。目前，国产炉管已在国内新建制氢装置，合成氨以及甲醇装置中得到广泛使用。使用效果较好。5.3.3.2反应器 反应器全部采用热壁结构，简体采用低铬钼钢材质。5.3.3.3冷换设备转化气蒸汽发生器 转化气蒸汽发生器采用卧式烟道式结构，有利于降低设备造价，便于安装与检修。管程中心管出口处设调节机构，用以调节转化气出口温度管程入口处采用冷壁结构，内衬耐高温衬里。其它换热设备由于操作条件较苛刻，并考虑酸性水对设备的腐蚀，非定型换热器壳体采用碳钢，换热管采用不锈钢管。5.3.3.4中变气分水器中变气分水器采用离心分水结构，和一般分水器相比可节省投资6089、%。5.3.3.5压缩机 原料气压缩机采用往复式压缩机。5.3.3.6主要设备汇总造气部分主要工艺设备见表造气部分加热炉见表造气部分压缩机见表部分主要设备见表气部分主要工艺设备5.4装置界区内的公用工程设施装置界区内的公用工程主要是余热回收即蒸汽发生系统。来自装置外的脱盐水经脱盐水预热器后来自酸性水气提塔的净化水混合进入除氧器。除氧水一部分经低压锅炉给水泵升压后进入低压汽包，大部分经中压锅炉给水泵升压后，再经锅炉给水第一预热器和锅炉给水第二次预热后进入中压汽包。锅炉水通过自然循环的方式分别经过转化炉对流段的产汽段、水保护段及转化气蒸发生器产生中压蒸汽。所产生的中压蒸汽在转化炉对流段中的蒸汽过热90、段过热至440后一部分蒸汽作为工艺蒸汽使用；另一部分进入全厂中压蒸汽管网。低压汽包产生的0.4MPa蒸汽，一小部分蒸汽供酸性水汽提塔作为汽提蒸汽；大部分低压蒸汽送出装置作为全厂统一平衡使用。5.5装置“三废”排放装置的主要污染源及污染物见表。三废在装置内的治理及预期效果：治理措施a. 废气治理装置原料加热炉、转化炉使用的燃料为自产气，含硫量较低，降低SO2的排放量。酸性水汽提塔采用蒸汽汽提，水汽高点放空（主要含CO2）装置开工及事故状态下由安全阀排放的可燃气体密闭排入火炬系统。b. 废水治理装置内废水排放遵循“清污分流，分类处理”的原则。轻烃水蒸汽转化法制氢工艺过程中，要要出大量的酸性冷凝水，91、如直接排放，势必污染环境。本设计设计酸性水汽提塔，处理这部分污水，经处理后的酸性水直接进入除氧器，除氧后作为锅炉给水回用，既保护了环境，又节省了脱盐水量，降低了装置能耗。装置的地面冲洗水，初期污染雨水等污水排至厂区生产污水管线。装置的含油，含盐污水等污水排入厂区生产废水管网。c. 噪声治理由于制氢装置没有大型回转设备，噪声污染并不严重，为了进一步降低噪声，采取如下措施：选用低转速调角型空冷风机选用低噪声YB系列电机；放空点设置消音器；转化炉、预热炉选用低噪声烧嘴；压缩机操作间设隔音设施。d. 固体废物治理装置只有在停工检查时，才更换出废催化剂，由工厂统一填埋。e. 绿化装置区按全厂统一规划进行92、绿化。预期效果该装置的设计采取先进的工艺技术方案，同时采取一系列可靠的防防措施，对各类污染物进行相应的治理，使影响环境的因素从工艺技术方案开始，至采取相应的技术措施后，使环境得到根本保护。因此，本装置建成投产后，对环境不会产生不良的影响。环境管理与环境检测本装置不设专门的环保管理人员，其环境监测和环保管理工作由工厂统一管理。5.6装置定员本装置生产人员30人。第四节焦化燃料油加氢精制装置燃料油加氢精制装置吸收国内外已有加氢精制技术的基础上，反应部分首次采用热高压分离（热高分）工艺流程，分馏部分采用双塔汽提流程。此外，装置内还设有循环氢、冷低压分离气和燃料气的一部分可作为装置补充氢源，另一部分作93、为变压吸附氢提浓装置（PSA）原料。装置设计平面布置采用同类设备相对集中的流程式布置方式。加热炉设计热效率达88%；反应器和压缩机等重大设备均国产化；放空气体和液体全部采用密闭排放（包括密闭采样器）。该加氢精制装置与汽油加氢装置共用中心控制室、生产办公楼和有关生活设施。装置设计处理原料油直馏轻燃料油、直馏轻燃料油、催化裂化燃料油和焦化汽油的混合油焦化燃料油。使用的催化剂为抚顺石油化工研究院提供的FH-5加氢精制催化剂。产品汽油组份作为溶剂油，柴油组份作为燃料油销售,产品直接出厂。6.工艺流程装置的工艺流程(见附表)6.1装置特点原料油缓冲罐采用脱硫后燃料气保护。反应器为热壁结构，内设两个催化剂94、床层，床层间设冷氢箱。采用热高压分离工艺流程。冷高压分离器（冷高分）采用三相（汽、油、水）分离的立式容器。热低压分离器（热低分）气体与冷高分液体一并进入冷低压分离器（冷低分）中，闪蒸出的气体经脱硫后进入变压吸附装置，以回收氢气。原料油经预热后与氢气在换热器前混合。在热高分气空冷器上游设有注水设施，以避免铵盐板出堵塞管路和设备。在反应部分的流程设计中，考虑了催化剂的液相预硫化及再生设施。预硫化油为低硫直馏燃料油或性质相当的其它油品。催化剂再生采用氮气-空气再生法。为防止催化剂再生期间出现设备腐蚀问题，在反应器出口管道上设有临时注氨点，在反应部分热高分气空冷器前设有注碱点以及设置碱液循环设施。分馏95、部分采用双塔汽提流程。热低分油与冷低分油混合后进入脱硫化氢汽提塔脱除硫化氢，然后再进入产品分馏塔切割出溶剂油、燃料油。循环氢、燃料气及冷低分气脱硫共用一套再生系统。为防止胺液进入反应系统，在循环氢脱硫塔上部增设循环水洗设施。凡冷却介质温度不低于40，且工艺流程上允许采用空气冷却之处，均采用空冷器冷却。装置内所有采样点均设置密闭采样器。装置内安全阀及放空系统排放的含烃气体均排入密闭火炬系统。部分空冷器与出装置产品泵电动机采用变频调速控制。装置内设置一套报警和安全联锁保护系统。报警信息一般由在DCS内部检出的一般报警和由ESD中生成的跳闸报警两部分组成，均可在DCS的CRT屏幕上显示并通过音响向操96、作人员进行提示，并可通过报警打印机输出。表 物料平衡项目占原料的质量分数%入方焦化燃料油100新氢0.77注水4.0蒸汽2.0合计106.77出方低分气0.14燃料气0.87溶剂油8.28燃料油90.02酸性水5.73酸性气1.29含油污水0.44合计106.77产品质量项目精制燃料油初馏点/10 %185/21730%/50%253/27970%/90%304/333干点367密度(20)/kg.m-3835.1铜片腐蚀(20,3h) 合格硫质量分数,% 0.052MON碱性氮/ g .g-113.48闪点/76十六烷值47.3残炭,%0.017凝点/-6装置能耗 MJ/t燃料气 263.397、1.0MPa蒸汽 201.00.4MPa蒸汽 314.0电 169.6循环水 18.8新鲜水 0.4凝结水仪表用压缩空气总计 967.1设备表序号名称单位数量备注一加热炉1加氢反应器台12反应进料加热炉台13原料油泵台14进料换热器台15热高压分离器台16冷高压分离器台17热高压分离器台18冷低压分离器台19循环氢压缩机台110循环氢脱硫塔台111新氢压缩机台112低分气脱硫塔台113脱硫化氢塔台114燃料气脱硫塔台115产品分馏塔台116分馏塔底重沸炉台117溶剂再生塔台118循环氢脱硫塔贫溶剂泵台119反应物冷却器台120反应物空却器台121脱H2S塔顶回流罐台122产品分馏塔顶回流罐台198、本装置与溶剂油加氢装置为联合装置共用仪表室，自控水平相同。第五节溶剂油加氢精制装置7.工艺技术选择催化裂解溶剂油加氢是为了稳定溶剂油安全性，将催化裂解溶剂油中的双烯烃加氢饱和，同时脱除硫、氮、氧等杂质，生产合格的溶剂油产品。目前国内溶剂油加氢工艺十分成熟。焦化厂焦化溶剂油等加氢多采用中石化北京石油科学研究院研制开发的NR-1加氢精制催化剂，该催化剂广泛用于焦化厂燃料、溶剂油的加氢精制。因此本报告推荐采用北京石油科学研究院研制开发的NR-1加氢精制催化剂，采用单段加氢流程。NR-1催化剂主要性质：化学组成W%WO3 23.6Nio 2.6助剂 4.5物理性质：比表面积m2/g孔体积cm3/g主要99、操作条件NR-1催化剂在本设计的主要操作条件见表加氢反应器主要操作条件表名 称单 位指 标入口温度（初期/末期）210/280压力MPa(G)MP4.0空速h-12.0H2/油m3/m3350系统压差MPa1.0装置工艺流程及物料平衡7.1加氢部分加氢装置部分工艺流程见图(附后)流程叙述自原料油缓冲罐来的原料油经加氢进料泵压后与新氢、循环氢混全后与加氢反应器出来的反应产物流换热后，再经加热炉加热到反应器入口要求的温度进入反应器，原料油在反应器内在加氢精制催化剂的作用下，完成双烯烃的加氢和硫氮等非烃化合物的氢解反应。反应物从反应器底部导出经原料换热冷却后进入高压分离器分出不凝气和氢气循环使用。油100、则进入低压分离器进一步分离轻组分，低分气去瓦斯管网作燃料气。低分油则去分馏系统分馏成合格溶剂油产品出装置。7.2分馏部分分馏部分示意工艺流程见图(见附图)低分油经与加氢反应器出来的热物流换热提高温度后，进入产品分馏部分与分馏塔底流出的产品换热后进入分馏塔，分馏塔采用重沸器加热进行汽提。分馏顶气体经空冷、水冷、分液分出干气进入瓦斯管网作燃料。分出的液体回流到分馏塔。分馏塔底出产品汽油，分馏塔底流出的产品溶剂油经与进入分馏的物流换热后再经空冷、水冷出装置去成品罐。装置物料平衡反应部分物料平衡表序号物料名称收率（%）数量备注kg/h104t/a一入方1焦化溶剂油100.001975015.82新氢1101、.62020.16合计101.601995213.4二出方1干气1.602020.162溶剂油100.001975015.8合计101.601995217.47.3自控水平鉴于大型石化装置自控系统现状及发展趋势，本生产装置将采用DCS进行监视和控制，并适应目前自动化仪表发展情况，压力变送器、差压变送器和液位变送器均采用智能式仪表，直接与DCS通讯，减少调校及维护工作量，便于管理。为充分利用专家的经验和知识，发挥计算机技术的优势，本报告还包括了“故障诊断专家系统”。为保证装置长周期安全运行，本报告采且了独立于DCS之外的紧急停车自保联锁系统（ECC）。自保联锁系统的逻辑设备，将根据控制对象的危险102、级别，可靠性要求进行选用。7.4主要设备选型本装置主要定型设备为低压空冷器和低压泵，此类通用设备的制造质量也完全过关，完全可以满足生产需要。反应器、塔及加热炉类见表(一)反应器、塔及加热炉类表序号设备名称介质名称操作条件数量备注温度压力MPa一反应器类1溶剂油加氢精制反应器溶剂油、氢3504.01二塔类1分馏塔油汽2200.151三加热炉类1反应进料加热炉混合油气进料3004.21(二)冷换设备表序号设备名称介质名称操作条件数量备注温度压力MPa四冷换类管程壳程管程壳程管程壳程1换热器反应流出物混合进料3202103.24.212换热器反应流出物低分油2101203.11.513水冷器循环水油103、气40600.40.0414换热器溶剂油低分油2051501.01.51小计4五空冷类1空冷器反应流出物空气1303.112空冷器分馏塔顶油气空气1200.0513空冷器油空气1301.02小计4(三)容器类序号设备名称介质名称操作条件数量备注温度压力MPa六容器类1原料油缓冲罐原料油600.212高压分离器反应流出物、循环氢603.013低压分离器高分液601.514分馏塔顶回流罐轻石脑油400.031小计4泵类序号名称型号流量m3/h扬程m轴功率kw数量备注七泵类1加氢进料泵多级离心泵184502(四)压缩机类序号名称规格数量介质名称流量m3n/h操作温度操作压力MPa备注入口出口入口出口104、七压缩机类1新氢压缩机电动往复式新氢与重油加氢共用2循环氢压缩机离心式1循环氢453.04.2背压透平驱动小计17.5消耗指标(一)原材料及辅助材料消耗序号名称规格耗量备注1原料油15.8万吨/年2溶剂油加氢精制催化剂8m3/次北京石化院开发，3-5年/次(二)公用工程消耗序号项目单耗总耗备注单位数量单位数量1燃料气kg/t13.2653t/a13002新鲜水t/t0.045104t/a0.443脱盐水t/t0104t/a04循环水t/t6.6327104t/a655电kwh/t11.2245104kwh/a11063.5MPa蒸汽t/t0.0602104t/a05971.3MP蒸汽t/t01105、04t/a080.3MPa蒸汽t/t0104t/a09净化风Nm3/t10.20104 Nm3/t10010非净化风Nm3/t4.08104 Nm3/t4011氮气Nm3/t2.04104 Nm3/t207.6三废排放溶剂油加氢三废排放情况汇总排放介质污染源排放方式排放量主要有害成分废气烟气加热炉连续排放高度32米3623kg/hSO2 0.012kgg/hNOx100ppm含烃气体各安全阀间断烃类废液含油污水设备低点连续0.5t/h油100ppmCOD600ppm废渣废催化剂反应器1次/3年5m3废惰性瓷球反应器1次/3年3t7.7装置占地面积及定员 本装置与焦化柴油加氢装置为联合装置，同一106、界区，定员为25人。7.8环境保护加氢装置由溶剂油加氢装置和燃料油加氢装置组成。重油焦化工程的环保投资占总投资的7%。1. 本装置废水排放。一是含油废水，送污水现场处理；二是含硫废水，高低压分离器及塔产生的含硫废水，送界区外脱硫及硫回收装置处理。2. 废水排放。一为加热炉烟气，依规范用加高烟囱来排放，以达到标准，安全阀放空系统、紧急放空系统，包括火炬，火炬超过100米高，扩散角和风向等达到环保要求，设计中解决。3. 废渣。正常生产时无废渣，当催化剂再生时，将会排出废渣，用酸性水中和后去污水场生化处理。4. 噪声。工业噪声主要来自压缩机、机泵、加热炉等，小于工业噪声指标催化剂废渣需研究综合利用，107、无害化处理。7.9主要危险和有害因素分析因原料和产品均为易燃易爆物质，又有高温、高压临氢的特点，操作条件苛刻，对设备要求高，个别设备的相关岗位要防止硫化氢中毒。7.10安全设施及技术措施 装置均有完善的联锁系统和信号报警系统，可自动或手动实现全装置或局部停车。一旦联锁停车或手动停车，高温高压物料被迅速泄放至火炬，可确保装置安全。 装置采用密闭式的操作，爆炸危险场所均采用防爆电气，设备尽量露天布置，设备之间通风；良好，地面平整，即使泄漏，可燃性气体也不易积聚。 加氢装置内，安装了20台报警器，对可能出现的可燃气泄露，进行监测，对可能发生硫化氢气体泄露点现场安装了硫化氢气体检测报警器，并配备有便携108、式硫化氢气体检测报警器。装置内设置了扩音对讲系统及呼叫台。各装置生产采用连续操作的生产过程，采用了先进的控制仪表，工艺控制主要在操作室内完成，并且采用了DCS控制系统，操作工人一小时巡查一次，即保证了平稳运行，又保证了劳动者的安全。紧急状况下，装置与高压系统相连的管道均设有止回阀，以防止常压事故发生。装置平台符合“石油化工企业设计防火规范”要求，装置四周通道内部贯通式检修通道、各框架平台安全通道、各走梯扶手、栏杆均符合要求。各装置电气接地保护、防雷、防静电接地，防腐接地设施，确保安全生产。7.11劳动卫生（一） 作业场所定期检测空气质量。车间噪声强度，经常检测、整改。（二） 卫生设施，防护设施109、。车间相应的浴室、休息室、更衣室、医疗卫生设施符合相关规范。控制室采用空调，并隔离噪声。（三） 个人防护用品（四） 建立安全管理机构和相关的规章制度，安全教育和考核，项目一经施工，相应的安全管理就要执行。第六节工程进度8.1工程进度安排序 号时 间内 容12005年10月完成可行性研究报告22005年10月底完成可行性研究报告批复32005年12月底完成初步设计42006年3月完成初步设计审批52006年5月完成主要（长周期）订货设备订货图纸资料62006年5月完成施工图设计72006年5月工程开工投产82006年5月初土建工程开工92006年10月底工程中间交接第七节投资估算和资金筹措9.1110、投资估算9.1.1编制依据1.化工建设项目可行性研究投资估算编制办法。2.工程勘察设计等有关收费标准。3.建设当地的建筑工程指标。4.建设单位提供的资料和设备价格。9.1.2估算分析 1报批项目总投资:75157万元。 其中：固定资产投资：63008万元, 建设期借款利息:2849万元, 铺底流动资金9300万元。2. 固定资产投资中：固定资产费用52129万元,占建设投资82.73%；无形资产费用1286万元，占建设投资2.05%；其他资产费用2842万元，占建设投资4.51%；预备费6751万元，占建设投资10.71%。 3. 固定资产投资中：设备购置费30352万元,占建设投资48.18111、%；安装工程费16081万元，占建设投资25.52%；建筑工程费5012万元，占建设投资7.95%；其它建设费11563万元，占建设投资18.35%。 9.1.3其他说明1.本估算未包括“城市建设基础设施配套费”。2.其他有关未尽事宜详见总说明。9.2资金筹措 本工程报批项目总投资为75157万元，其中银行贷款40000万元,其余全部由企业自筹。第八节财务评价10.1编制依据10.1.1国家计划委员会，建设部门颁布的建设项目经济评价方法与参数10.1.2投资项目可行性研究指南10.1.3各专业设计提供的有关资料及数据10.1.4国家现行的有关经济法规10.1.5企业的有关数据及资料10.2基础112、数据10.2.1产品产量根据项目设计的生产规模、项目达产后，年产溶剂油15.8万吨,锅炉燃料油42.5万吨,石油焦26.5万吨,凝析油2万吨,蜡油6.2万吨. 10.2.2生产负荷项目投产后，企业因对技术、设备、工艺及生产经营管理需要有一个熟悉和适应的过程，产品上市后也需要有一个扩大市场的时间，因此，确定项目的生产负荷为：投产第一年达到设计能力的80%,以后每年100%。10.2.3产品售价产品销售价格，按照目前市场的价格为依据确定，溶剂油4600元/吨,锅炉燃料油4250元/吨,石油焦1200元/吨,凝析油3600元/吨,蜡油4000元/吨.10.2.4项目投资本工程报批项目总投资75157113、万元,贷款40000万元,其余全部由企业自筹。10.2.5流动资金项目投产后，需要流动资金31000万元,全部由企业筹措。10.2.6该项目按行业规定，确定其寿命期为20年，建设期为2年，合并计算确定项目的计算期为22年。10.2.7折旧与摊销采用直线折旧法，固定资产折旧年限为20年, 残值率10%。无形资产,递延资产分别分10年,5年摊销,残值为0.10.2.8增值税税率为17%，城市维护建设税7%，教育费附加3%。10.2.9盈余公积金 按股份制企业规定，提取盈余公积金为所得税后利润的10%。10.2.10盈余公益金 按股份制企业规定，提取盈余公益金为所得税后利润的5%。10.3成本测算1114、0.3.1原辅材料、原包装物及燃料动力 年均总成本费用290756万元。 详见总成本费用表。10.3.2工资及福利费 工人工资，根据该企业目前的实行工资标准，同时考虑到工资调整增加工资的因素，确定年工资总额及附加为1000万元。10.3.3管理费用依据相关行业情况，确定年管理费为1000万元。10.3.4 销售费用考虑到产品投放市场后需做宣传及其它促销活动，以开拓市场，年销售费用为5000万元。10.4财务评价10.4.1销售收入 项目投产后，达到设计生产规模时，年销售收入313933.95万元。10.4.2税金及附加费 项目投产后，年销售税金及附加费5475.58万元。 详见产品销售收入和税115、金及附加费表。10.4.3利润及利润分配 项目投产后，达到设计生产规模时，年均利润17702.32万元，年均所得税5841.76万元, 年均税后利润17702.32万元。 经济指标: 投资利润率:18.28%。 投资利税率:23.93%。 财务内部收益率：18.17%。 上述指标均高于国家规定行业评价参数，说明项目经济上可行，且效益效好。10.4.4净现值（i=12%） （1）所得税后: 净现值 =17560.56万元 （2）所得税前: 净现值 =50484.13万元 上述净现值在所得税前、后均大于“0”，满足项目评价标准。10.5投资回收期:6.65年此项指标在所得税前、后均低于国家规定的评价标准，投资回收期短，说明项目效益好。10.6借款偿还期:4.91年10.7不确定分析 盈亏平衡点:24.87%。表明当生产负荷达到24.87%时,企业就可以保本运营。10.8敏感性分析分别对价格、投资、成本、汇率变化10%、计算投资回收期、内部收益率，最为敏感的因素为价格,但当价格下降10%时,内部收益率较低,但评价选用的价格较低,另外,当售价下降时,原料价格也将下降,故影响不大;由此可见项目有极强的抗风险能力。17.10结论综上所述，本项目从财务评价的角度上看是完全合理可行的。