1、年产160万吨低聚物裂化精制及配套工程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257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 录第一章 总论7第一节 编制依据和原则7第二节 项目背景及建设的必要性7第三节 项目建设的主要内容9第四节 研究结论9第二章 市场初步预测分2、析12第一节 市场情况预测12第二节 市场分析结论23第三章 生产规模及产品方案24第一节 生产规模24第二节 产品方案25第三节 全厂自控水平25第四章 工艺装置28第一节 160万吨/年低聚物裂化精制装置28第二节 64000Nm3/h甲醇裂解制氢装置67第三节 酸性水处理单元83第四节 硫磺回收单元86第五节SO2回收单元89第六节40000M3/h氮氧化物净化装置91第五章 厂址及建厂条件93第六章 总图及储运94第一节 总图94第二节 油品储运96第三节 土建97第七章 公用工程105第一节 给水、排水105第二节 电气与电信117第三节 供热、供风124第四节 采暖通风与空气调节13、29第八章 辅助生产设施130第一节 消防设施130第二节 维修设施132第三节 化验室133第四节 其他辅助生产设施134第九章 能耗分析及节能措施135第一节 概述135第二节 编制依据135第三节 耗能分析137第四节 节能效果分析137第五节 项目节能措施138第六节 节能结论139第十章 环境保护140第一节 设计依据140第二节 厂址地理位置和自然条件141第三节 厂址环境现状与分析142第四节 建设地区应执行的排放标准143第五节 项目建设的主要污染源和主要污染物143第六节 环境保护与综合利用论述146第七节 绿化设计148第八节 环境管理与环境监测148第九节 对建设项目引起4、的生态变化所采取的防范措施149第十节 环保投资150第十一节 环境保护措施的预期效果151第十一章 职业安全卫生152第一节 设计依据及原则152第二节 生产过程中职业危险、危害因素分析154第三节 职业危害因素的防护方案158第四节 事故应急措施162第五节 劳动安全卫生机构163第六节 劳动安全卫生预评价的主要结论163第七节 预期效果163第八节 专用投资163第十二章 企业组织及装置定员165第一节 企业经营管理体制165第二节 企业定员165第十三章 项目实施规划166第十四章 投资估算及资金筹措167第十五章 主要经济技术指标170附图一：160万吨/年低聚物裂化精制装置反应部分5、工艺原则流程图175附图二：160万吨/年低聚物裂化精制装置分馏部分（一）工艺原则流程图175附图三：160万吨/年低聚物裂化精制装置分馏部分（二）工艺原则流程图175附图四：160万吨/年低聚物裂化精制装置气体及液化气脱硫部分工艺原则流程图175附图五：160万吨/年低聚物裂化精制装置溶剂再生部分工艺原则流程图175附图六： 64000Nm3/h甲醇裂解制氢装置甲醇裂解制氢部分工艺原则流程图175附图七： 64000Nm3/h甲醇裂解制氢装置PSA提氢部分工艺原则流程175第一章 总论第一节 编制依据和原则1、编制依据1) XXXX新材料科技有限责任公司提供的160万吨/年低聚物裂化精制项目6、及配套工程可行性研究报告编制委托书；2) 中国石油化工总公司石油化工项目可行性研究报告编制规定（1997年）。3) XXXX新材料科技有限责任公司提供的有关资料。2、编制原则1) 按照市场经济原则论证拟建项目的竞争性、经济性、可行性；以市场为导向，以经济效益为中心，严格控制投资规模，做到少投入，多产出；2) 采用先进、成熟、可靠的工艺技术和设备，并尽可能采用先进技术，确保装置技术先进，经济合理，操作可靠，产品质量合格，加工能耗低；3) 严格执行环境保护法，采用环境友好的工艺技术方案，采取切实有效的 “三废” 治理措施，减少环境污染。4) 认真贯彻国家、省、地方有关环境保护、消防与劳动安全卫生的7、有关法规、规定，坚持环保、劳动安全卫生与主题工程“三同时”的方针；贯彻“安全第一，预防为主”的方针，确保新建装置符合安全卫生要求。5) 除必须引进关键设备仪器外，其它设备仪器均立足国产，以节约投资；6) 充分依托现有的公用工程及辅助设施，最大限度地节约工程投资。7) 平面布置在满足安全、防火的前提下，尽量采用联合布置，节约用地。第二节 项目背景及建设的必要性1、项目基本情况项目名称：160万吨/年低聚物裂化精制项目及配套工程建设性质：新建建设地点：山东省东营市XX县胜坨镇工业园建设单位名称：XXXX新材料科技有限责任公司建设单位性质及负责人：有限责任公司 民营股份制企业法定代表人：张松房2、原8、料情况原材料每年需求为160万吨，来源：详见蜡油购买意向书。主要产品：尾油、柴油、航煤、重石脑油、轻石脑油、液化气；副产品：含硫污水、干气。3、项目背景目前特种油品及成品油市场的供需矛盾日益突出，一直处在供不应求的局面，山东乃至全国的各炼油企业所生产的重质劣质的油品更是比比皆是，仅山东东营市内每年加工不掉的直馏蜡油就有800万吨以上，这部分蜡油不能直接作为车用燃料也不能作为润滑油的基础油，只是作为廉价的重质燃料烧掉，其附加值非常低，因此重质燃料的轻质化，只是催化裂化的一种手段，目前东营本地的能力根本满足不了市场的要求，因此加氢裂化即能使其轻质化又能生产合格的车用燃料油及特种油品，提高其附加值，9、所以公司提出上马该项目。4、项目建设的必要性及投资意义4.1、低聚物裂化精制装置采用国内成熟、先进的技术，确保产品质量。4.2、加氢装置产品，可以满足市场要求。4.3、装置建成后，将过去由产品带入社会环境的硫、氮、杂质（未燃烧烃），集中在装置内转化为硫化氢和氨加以回收和处理，具有显著的社会环保效果。4.4、装置的各项技术经济指标较好，具有良好的经济和社会效益。总之，尽快建设低聚物裂化精制装置，对促进集团公司的长远发展，合理利用资源，提高企业经济效益，保护环境、促进社会就业和保持社会安定是十分必要的，具有深刻的现实意义和长远的历史意义。第三节 项目建设的主要内容 本项目包括：160万吨/年低聚物10、裂化精制项目及配套工程、64000Nm3/h甲醇裂解制氢装置以及配套公用工程设施。其中公用工程设施包括1600Nm3/h制氮、2700Nm3/h空压站、除盐水站、消防站、4300m3/h循环水场、27吨/小时酸性水处理工艺采用催化氧化处理单元、26700吨/年硫磺回收装置、六级碱液柜SO2回收装置、40000M3/h氮氧化物净化装置、8600KVA4变配电站、600m3/h污水处理场、雨水事故储存池、综合办公楼。辅助生产设施地面火炬系统、罐区。第四节 研究结论1 工艺技术方案 加氢装置采用了目前国内外已工业化、成熟、先进的加氢工艺技术，不仅产品质量好、收率高、能耗低，且对环境不产生或少产生污染11、，并采用集散型控制系统(DCS)，能保证装置的技术水平和产品质量、结构的先进性，各项技术经济指标达国内一流，国际先进水平，经济效益和竞争实力都将得到大幅度提升。 制氢装置裂解造气部分采用国内成熟的甲醇制氢方案，甲醇裂解气采用抽真空变压吸附（VPSA）提纯技术，确保产品质量。2 主要技术经济指标2.1 原料加氢装置的原料为直馏蜡油，原料耗量为200000kg/h，折合成年为160万吨/年；制氢装置原料甲醇，消耗量为36055kg/h，折合年为288440吨/年。2.2 产品 轻石脑油质量流量为16000kg/h，折合年为128000吨/年； 重石脑油质量流量为44000kg/h，折合年为352012、00吨/年；2.2.3柴油质量流量为99200kg/h，折合年为793600吨/年；2.2.4航煤质量流量为25600kg/h，折合年为204800吨/年；2.2.5尾油质量流量为4000kg/h，折合年为32000吨/年；2.2.6液化气质量流量为10000kg/h，折合年为80000吨/年；2.3 公用工程消耗（1）新鲜水 16t/h 间断（2）循环水（t=10） 3467t/h 连续（3）脱盐水 80t/h 连续（4）电力 21152kw.h 连续（5）1.0MPa蒸汽，450 106.67t/h 间断（6）净化压缩空气 1600m3n/h 连续（7）氮气 1600m3n/h 间断（8）13、燃料气 1813.3m3n/h 连续(LPG)，即680kg/h。（9）天然气 5205m3n/h 连续2.4 能耗 加氢装置的单位能耗为43.76kg标油/t原料 制氢单元的综合能耗为15084.04 MJ/1000m3nH22.5 “三废”情况（1）废气：烟气 160090 m3n/h，SO2 经六级碱液柜脱附后无排放，NOX 经氮氧化物净化装置脱附后无排放。（2）生活污水： 16.0t/h。（3）含油、酸性水污水： 29.3t/h,连续。（4）含盐污水： 10.67t/h,连续。（5）废催化剂及吸附剂： 232t/年（折合量）。2.6 占地面积： 280350m22.7 项目定员123人14、。2.8 主要经济指标见下表：序号项 目单位数值备注一基本数据1总投资万元1218931.1建设投资万元1069651.2建设期利息万元12001.3流动资金万元137282报批投资万元1164003项目资本金万元724164年均营业收入万元9281655年均总成本费用万元8964216年均增值税万元100647年均营业税金及附加万元10088年均利润总额万元307369年均息税前利润（EBIT）万元3126410年均所得税万元768511年均净利润万元2305012单位加工费元/吨75213单位加工费元/吨752二经济评价指标1项目投资财务内部收益率（税前）%32.632项目投资财务内部收益15、率（税后）%25.723项目投资财务净现值（税前）万元132021Ic=13%4项目投资财务净现值（税后）万元85595Ic=13%5项目投资回收期（税前）年4.11含建设期1年6项目投资回收期（税后）年4.86含建设期1年7项目资本金财务内部收益率%31.32 基准值13%8总投资收益率（ROI）%25.659资本金净利润率（ROE）%31.8310利息备付率（ICR）19.19还款期内11偿债备付率（DSCR）1.46还款期内总之，本项目技术先进，工艺合理，产品质量好，在市场上具有较强的竞争力，尽快建设160万吨/年低聚物裂化精制项目及配套工程，对促进公司的长远发展，合理利用资源，提高企业16、经济效益，促进社会就业是十分必要的，具有深刻的现实意义和长远的历史意义。第二章 市场初步预测分析第一节 市场情况预测一、我国油品进出口贸易概况1988年至1998年的10年里，我国成品油出口量一直维持在400600万吨之间。而2000年成品油出口量从1999年的650万吨增加到830万吨，是成品油出口量的最高记录。汽油是出口量最大的品种，近两年约占成品油出口总量的一半以上。出口汽油大部分是销往新加坡、韩国和越南，小部分销往澳大利亚和美国。为满足国内油品消费量最大的柴油的需求，国内炼油厂千方百计增产柴油，与此同时增产的汽油必须增加出口，以缓解国内汽油供过于求的局面。其次，煤油的出口量也较大，出口17、去向主要是香港和日本。此外，石脑油出口韩国和日本，轻柴油出口越南和日本，以及出口少量润滑油和石蜡。1990-2005年我国原油和成品油及液化石油气进出口量和净进口量如表2-1-1所示。表2-1-2 1990-2005年我国原油和成品油及液化石油气进出口量1.进口量（万吨）原油成品油汽油煤油柴油石脑油燃料油原油+成品油液化气1992292.27319.9915.470.05199.541.4263.69612.2611.671993597.25465.4410.800.00286.002.06116.361062.6920.4719941135.79809.8133.0915.63460.93118、.36169.271945.6031.4719951567.121729.44218.2453.67869.0327.09387.233296.5667.4019961234.591288.62105.1926.62603.3940.75398.092523.21136.9719971708.991439.2715.8776.13598.3941.66600.123148.26231.4019982261.691582.757.9174.36460.5752.16854.183844.44354.6819993547.152379.658.43137.90737.5381.061267.39519、926.80358.2420002732.262173.991.49129.08310.4277.951532.104906.25476.5920023661.372081.720.00211.1931.0437.231406.325743.09554.1620037026.531804.690.03218.1725.9412.251118.098831.22481.7420046940.770.00201.4948.0824.301650.318975.97626.0720059112.630.00189.4584.7523.802378.9411936.6636.802.出口量（万吨）原油20、成品油汽油煤油柴油石脑油燃料油原油+成品油液化气19922398.62544.05178.9143.45153.2754.9457.652942.670.3719932259.84584.37211.2330.67115.2738.7847.542844.210.6719942150.72599.53267.7817.96144.0032.5644.632750.250.5519951943.45457.65184.557.47125.486.8818.882401.100.4019961855.24379.26210.0910.69120.364.316.392234.501.281997121、882.70414.88185.5337.44129.821.2418.112297.587.1019982040.25417.30130.9065.92156.670.4527.902457.5533.3419991982.89558.56177.6571.46228.884.9838.412541.4539.2220001560.07424.25181.9789.1998.520.0040.991984.3250.222002716.66645.14413.83124.9660.469.8420.951361.807.5820031043.78827.18455.10177.2255.4822、68.7430.851870.961.562004720.811070.81612.21159.16125.7091.1161.221791.625.642005813.331384.74754.24187.07224.06113.1274.712198.072.393.净进口量（万吨）原油成品油汽油煤油柴油石脑油燃料油原油+成品油液化气19922106.35-224.06-163.44-43.4046.27-53.536.042330.417.3019931662.59-118.93-200.43-30.67170.73-36.7268.821781.5211.3019941014.932123、0.28-234.69-2.33316.93-31.20124.64-804.6519.801995-376.331271.7933.6946.20743.5520.21368.35895.4630.921996-620.65909.36-104.9015.93483.0336.44391.70288.7167.001997-173.711024.39-169.6638.69468.5740.42582.01850.68135.691998221.441165.45-122.998.44303.9051.71826.281386.89224.3019991564.261821.09-169.224、266.44508.6576.081228.983385.35321.3420001172.191749.74-180.4839.89211.9077.951491.112921.93319.0220022944.711436.58-413.8386.23-29.4227.391385.374381.29426.3720035982.75977.51-455.0740.95-29.55-56.491087.256960.27546.5820046219.96964.39-612.2041.72-77.62-66.851589.089738.54620.4320058299.301439.24-25、754.242.42-139.30-89.322304.237184.35634.42二、全国油品供需现状1、全国原油加工能力及成品油生产现状随着我国国民经济的发展，对石油产品的需求不断增加，原油供需缺口日益扩大，我国的石油消费到2000年已达到2.21亿吨。成品油的消费增加到1.1亿吨左右, 石脑油的消费增加到2100万吨。今后十年我国GDP平均增长速度按7%预测，同时考虑到产业结构、能源结构的调整，石油消费增长速度在4.2%左右，其中三大油品的增长速度在4.5%左右。预计到2005年石油消费需求在2.6亿吨左右，汽煤柴三大油品的需求在1.4亿吨左右，到2010年石油消费需求在3.1亿吨左右26、，汽煤柴三大油品的需求在1.7亿吨左右，届时原油加工能力需要3.5亿吨左右。近年来我国的原油加工能力和成品油产量增长较快，截至2000年底全国共计各类炼油企业134家，原油加工能力约为27370万吨，其中100万吨/年（含100万吨/年）以上的52家，原油加工能力为24545万吨，占总能力的88.7%，100万吨/年以下的82家，合计能力3122万吨，占11.3%。中油集团34家，合计能力11116万吨/年，其中100万吨/年以上的25家，加工能力10695万吨；石化集团35家，合计能力13927万吨/年，100万吨/年以上的24家，合计能力13280万吨/年；地方及其它部门65家，合计能力227、327万吨/年，100万吨/年以上的3家，加工能力570万吨/年。截至2000年底两大集团公司主要炼油企业加工能力及2000年加工量情况见表2-1-2。1990年全国原油加工量为10723万吨，到2000年达到21062万吨，平均每年增加约1000万吨，年均增长率为7%；同期，全国汽、煤、柴油产量由1990年的5175万吨增长到2000年的12087万吨，平均每年增加约700万吨，年均增长率为9.1%，其中增长较快的柴油和煤油年均增长率分别为10.8%和8.5%。2000年全国生产了汽油4135万吨、煤油872万吨、柴油7080万吨。据最新统计，2003年我国原油加工量为23800万吨，生产成28、品油14137万吨；其中，汽油为4770万吨，煤油为855万吨，柴油8512万吨，柴汽比达到约1.80。 表2-1-2 两大集团公司主要炼油企业2000年加工能力及加工量汇总表 企业名称原油加工能力（万吨）原油加工量（万吨）备注2000年2000年一石油集团哈尔滨炼油厂300192.05大庆石油化工总厂600530.7林源炼油厂250159.19大庆化学助剂厂550280.02吉化公司炼油厂560450.06前郭炼油厂250113.31大连石油化工公司710590.35鞍山炼油厂250105.02抚顺石油化工公司920803.48锦州石油化工公司550448.45锦西炼化总厂550488.7629、辽阳石油化纤公司550330大连西太平洋有限公司550529.28辽河石油勘探局石化厂435179.29华北化学药剂厂260149.61大港炼油厂350198.32兰州炼油化工总厂550451.75兰州化学工业公司200189.16玉门炼油厂400205.01乌鲁木齐石油化工总厂500345.05独山子石化总厂600343.49克拉玛依炼油厂300250.53长庆咸阳助剂厂280122.8其它230175.97小计106957631.65小炼油厂421294.7托管炼厂306.17合计111168232.52二石化集团石家庄炼油厂350280.9沧州炼油厂200200.45XXXXX炼油厂3530、0241.24齐鲁石化公司1050750.84胜利油田石化总厂15095.37青岛石油化工厂300120.36洛阳石化总厂500410.17中原石油化工总厂12060.25金陵石化公司1050678.54扬子石化公司550490.92武汉石化厂400299.59荆门石化总厂500338.0镇海炼化股份有限公司12001050.44燕山石化有限公司800694.42天津石化公司500398.99上海石化股份有限公司630601.16高桥石化公司730700.2安庆石化总厂380343.86福建炼化有限公司400358.44九江石化总厂400327.4巴陵石化公司500400.86广州石化总厂7731、0649.05茂名石化公司13501052.69清江石油化工有限公司10063.96小计1328010608.1小炼油647567.9合计1392711176.9两大公司共计2504319405.52 随着我国加入WTO和环保要求的提高以及有关法律法规的日趋完善，现有各大炼油企业都在进行产业结构、技术水平和原油加工深度的调整和改造，随着产业结构的调整和市场竟争的激烈，各大石化企业已考虑在重点发展沿海、沿江炼油企业的同时，关停部分落后的内陆炼油能力。到2010年如不扩建新的原油加工能力，则将无法满足我国国民经济对原油消费的需求。2、全国原油和成品油消费现状20世纪90年代以来，我国原油消费快速增32、长，从1990年的1.10亿吨增加到2003年的2.52亿吨，成为仅次于美国的世界第二石油消费大国。13年来，年均增加1092万吨，增速为6.6%。同期，全国成品油的消费量从1990年的4896万吨增加到2003年的13254万吨，平均每年增加约643万吨，年均增长率为8%。详见表2-1-3。 表2-1-3 1990-2005年全国成品油消费情况 单位：万吨 序号项 目1990年2000年2005年1汽油1942342340162煤油3528648643柴油260266288374合计489610915132543、我国区域成品油生产和消费情况 2000年我国成品油生产主要集中于华东地区、东北33、地区和中南地区，其中，华东地区占29.9%，居全国第一；东北地区占27.8%，居全国第二；中南地区占19.1%，居全国第三；其余为西北地区13.3%，华北地区9.7%，西南地区0.2%。但东北地区已于10年前的位居第一退居现在的第二，相反，华东地区由第二位上升至第一位。表2-1-4 中国成品油生产区域分布情况 单位：万吨区域1990年2000年产量(万吨)比例(%)产量(万吨)比例(%)东北172633.4336027.8华北56811.011749.7华东130525.2361729.9中南102519.8230419.1西北54110.5160713.3西南90.2240.2全国5175134、0012087100 2000年我国成品油消费主要集中于华东地区、中南地区、华北地区和东北地区，其中，华东地区占34.3%，居全国第一；中南地区占26.1%，居全国第二；华北地区占14.1%，居全国第三；东北地区占10.0%，居全国第四；其余为西北地区8.7%，西南地区6.9%；基本上与1990年的消费态势相同，但华东地区消费比重上升了5.2个百分点。 表2-1-5 中国成品油消费区域分布情况 单位：万吨区域1990年2000年消费量(万吨)比例(%)消费量(万吨)比例(%)东北59913.0109710.0华北69115.0155414.1华东134029.1377134.3中南12402735、.0286826.1西北3848.49528.7西南3447.57576.9地区合计45981008478100其它345全国494310999注：2000年全国成品油区域消费数据与上述全国成品油消费总量略有出入。表2-1-6 2000年全国各省成品油消费情况 单位：万吨地区汽油煤油柴油合计全国3570739664310999东北地区379416771097辽宁14524287456吉林1106120236黑龙江12411270405华北地区6471387571554北京19011190395天津10310159272河北1667300473山西1159125249内蒙古73183157华东地36、区98918225753771上海10572243421江苏23021515766浙江19116575785安徽706207283福建9411305410江西596150215山东24050580870中南地区90121717402868河南16630245442湖北14629170345湖南15016213379广东3431108831336海南302371124广西669167242西北地区34269541952陕西11029140279甘肃7211137220宁夏1201931青海2402246新疆12429223376西南地区31292353757四川15752194403重庆贵州5737、1361131云南852189195西藏136928 根据上述我国各区域成品油供需分析，2000年我国各区域成品油供需不平衡。其中东北地区仍为主要富余地区，其次为西北地区，两地区分别富余成品油2263万吨、655万吨；其余地区均为成品油缺口地区，其中，西南地区缺口733万吨、中南地区缺口564万吨、华北地区缺口380万吨。与1990年相比，基本格局相同。表2-1-7 2000年全国各地区成品油供需平衡 单位：万吨区域1990年2000年成品油成品油东北11272263华北123380华东35154中南215564西北157655西南335733全国2321088 注：为缺口量，其余为富余量。138、993年2005年，中国的液化石油气市场规模增长了近十倍，2003年中国液化石油气需求增幅为9%，消费量占世界总量的9%。近十年统计数据表明，国产液化石油气不能满足国内的需求，每年需进口大量的液化石油气来满足国内的生产和生活所需。液化石油气供需情况见表2-1-8。表2-1-8 19902005年液化石油气供需情况 单位：万吨年份产量进口量需求量199019516520019953602406002000880480136020019204801400200210006401640200510806401720三、全国成品油消费及产量预测1. 成品油市场分析1.1 国内成品油供需现状据统计，2039、09年我国原油加工量为3.75亿吨，其中中国石油和中国石化加工原油分别为1.26亿吨和1.83亿吨。2009年我国汽油产量为7195万吨，同比增长13.13%；柴油产量为14127万吨，同比增长6%；煤油产量为1211万吨，同比增长18%。2009年我国汽油出口量同比增长31.4%，汽油净出口量达494万吨；柴油出口量增长较大，进口呈减少的态势，柴油净出口量达到267万吨。受国内原油资源分布和各地区经济发展不均衡的影响，我国各地区成品油供需差异较大，国内成品油流向总的格局是“北油南运、西油东调、逐次递推、互相渗透”。1.2 国内成品油供需预测成品油需求预测成品油消费与国家经济发展、交通运输业、40、农业和渔业的发展密切相关，同时也受国家产业政策、替代能源、汽车车型变化及其油耗的影响。根据“十一五”时期我国经济社会发展目标，预计2010年和2015年国内汽柴油消费量分别为2.1亿吨和2.65亿吨，结合当地经济发展等诸多因素，预测出2010年2020年各地区汽柴油消费情况，见图2.2-1。050001000015000200002500030000350002010年2015年2020年西北西南中南华东东北华北图2.2-1 2010年2020年各地区汽柴油需求预测（万吨） 成品油供应预测“十一五”期间，我国炼油化工发展重点是大力发展石油化工项目，国内许多现有乙烯装置将进行新一轮扩建，另外新建41、几套中外合资60万吨/年100万吨/年乙烯装置，同时要求配套炼油装置进行扩建和新建。由此预计2010年以前国内原油加工能力将超过4亿吨/年。新增原油加工能力主要集中在原油资源丰富的西北和东北地区及加工进口原油便捷的环渤海地区、长江三角洲地区和珠江三角洲地区。根据对国内各地区汽柴油消费的市场调查，并结合当地经济发展等诸多因素，预测出2010、2015年各地区汽柴油消费情况，见表 2.2-1。表 2.2-1 2010、2015年各地区汽柴油需求情况（104t）2010年2015年地区汽油柴油汽柴油合计汽油柴油汽柴油合计全国6565145272109282551828226537华北1130203342、3163142225583980东北6681164183284014642305华东214053247465269266989392中南176339315694221849467164西南4881073156161413501964西北37610021378473126117342015年各地区汽柴油需求与2005年各地区汽柴油需求相对比，增长最大的地区是中南地区华东地区，分区域间存在局部成品油流动，分别比2005年增长4034万吨和3038万吨，其次是华北地区1565万吨。表 2.2-2 为2015年汽柴油较2005年的增长情况。表2.2-2 2015年汽柴油较2005年的增长情况（104t43、）地区汽油柴油汽柴油合计全国3409731510724华北5749911565东北310530840华东117728554034中南95620823038西南223441664西北1744125862010年以前国内新增原油加工能力8220万吨/年左右，全国原油加工量达到3.61亿吨，较2005年增加3100万吨/年左右。原油平均一次加工负荷率为90%左右，汽柴油产量为1.65亿吨/年。 国内成品油供需平衡根据以上国内成品油供需预测，随着国内一些炼油新建和改扩建工程的投产以及各炼厂开工负荷率的增加，2010年我国汽柴油产量基本满足国内需求。图2.2-2 2010年国内各地区成品油供需平衡（万吨44、）根据国内成品油消费和炼化企业分布，2010年东北地区和西北地区成品油仍然需要大量外运，西北需外运到西南和中部市场汽柴油约1885万吨，东北需外运到华北、中部内陆省份、东南沿海及出口汽柴油约3404万吨。预计2010年全国成品油销售流向仍然维持目前“北油南运、西油东调、逐次递推、互相渗透”的趋势。2. 低凝车用柴油市场情况2009年我国柴油产量为14127万吨，柴油净出口量达到267万吨，柴油表观消量达到13860万吨。受冬季气候影响，近几年国内低凝车用柴油需求量逐年增加，其中2009年，低凝车用柴油消耗量接近2400万吨。低凝车用柴油主要集中在长江以北地区，时间主要集中在每年的1-3月份和145、0-12月份。第二节 市场分析结论根据以上分析，未来510年内，我国的汽油、柴油、燃料油、液化石油气及轻质燃料油的需求仍会继续增长，华中、华东地区和华北地区是我国经济发达区域，从区域经济发展趋势看，该地区的油品需求仍然旺盛。由于燃料油市场是从成品油市场中派生出来的，燃料油是石油加工过程中的附加劣质产品，因此优质燃料油市场与我国成品油市场是密切相关的，其市场需求与成品油保持同步增长。本公司就是以劣质燃料油为原料，生产出清洁环保的优质燃料油，以适应市场需求。公司地处山东地区，应扩大燃料油加工量，增加加工深度，提高成品油质量，满足地区经济发展的需要。第三章 生产规模及产品方案第一节 生产规模根据公司46、的全厂规划，在全厂的主工艺装置中，低聚物裂化精制装置加工能力定位160万吨/年，甲醇制氢装置加工能力定位64000 Nm3/h。新建装置及其规模详见表3-1-1。表3-1-1 装置单元组成及规模表序号主项(单元)号主项(单元)名称建设规模备注10l主体装置1.1加氢装置160万吨/年1.2制氢装置64000Nm3/h202公用工程2.1氮气站1600Nm3/h2.2净化风站2700Nm3/h2.3循环水站4300m3/h2.4脱盐水站80吨/小时2.5燃料气系统LPG303辅助生产设施3.1油品罐区3.2污水处理单元600m3/h3.3酸性水汽提单元27吨/小时3.4硫磺回收装置26700吨/47、年3.5六级碱液柜SO2回收装置54kg/h3.6氮氧化物净化装置40000M3/h3.7火炬系统3.8变配电站8600KVA43.9控制室及车间管理4.0工厂办公楼注：年开工时数 8000 小时。第二节 产品方案本项目新建160万吨/年蜡油加氢项目，以直馏蜡油作为原料，生产轻石脑油、重石脑油、航煤、柴油、液化气和尾油，另外副产加氢干气、含硫污水。第三节 全厂自控水平1 、概述XXXX新材料科技有限责任公司160万吨/年低聚物裂化精制项目及配套工程，新建160万吨/年低聚物裂化精制装置、64000Nm3/h甲醇制氢装置、共2套主工艺装置，并对与其配套的其它辅助设施、公用工程和储运系统进行建设。48、本报告的原则是确保装置安全生产、平稳操作，使企业通过生产装置操作自动化，实现经济效益的最大化。2、自动控制水平本项目的自动控制系统将力求使企业实现安全、平稳、高效、低耗、优质、环保的生产，为企业实现计算机管控一体化打下良好的基础。本项目的仪表及控制系统应安全可靠、技术先进，满足工艺过程的操作要求，自动控制水平将达到国内石油化工企业的先进水平。本项目设置1个联合装置控制室（CCR）、采用分散型控制系统（Distributed Control System简称DCS）及高质量、高可靠性的仪表，对新建工艺装置进行过程控制和检测，实现分散控制、集中操作、集中管理，从而提高产品产量和质量，降低能耗，充分49、发挥工艺装置的生产加工能力，尽最大能力获取经济效益，增强企业的生存力和竞争力，并力求使企业实现安全、平稳、高效、低耗、优质、环保的生产。工艺装置的主要工艺检测和控制参数都在DCS进行显示、调节、记录、报警等操作，对各装置内主要机泵设备的运行状态均在DCS显示。工艺装置的自动控制方案主要采用单参数控制，根据不同的具体工艺过程特性及要求采用串级、前馈、分程、超驰、比值、顺序等复杂控制。根据各工艺装置不同的特点，装置重要的联锁保护、紧急停车系统及关键设备联锁保护都设置必要的自动联锁保护系统，也称紧急停车系统（ESD）。本报告按近期国外项目统一称为安全联锁系统（SIS）。储运系统及公用工程的自动化水平50、也应与工艺装置一样，具有先进水平，以提高企业总体经济效益为目标，为确保储运系统及公用工程安全、平稳、长周期和高质量运行，本项目储运系统及公用工程自控部分采用DCS，进行集中控制、监测、管理、记录、报警，为实现计算机管控一体化(CIMS-Computer Integrated Management System)创造条件。 储运系统采用技术先进、质量可靠的仪表，可防止跑、冒、漏、窜，减少由于设备故障和人为因素造成的经济损失。现场仪表及控制系统均选用先进可靠的产品。DCS控制器、电源单元、通讯网络、控制类I/O卡等都采用冗余配置。联锁保护系统及机组控制系统采用三重化或双重化的冗余、容错系统，重要的51、联锁系统检测元件或输入信号按冗余方式设置。SIS检测元件和执行机构按事故安全型设置，即SIS故障或一旦能源中断，执行机构的最终位置应能确保工艺过程和设备处于安全状态。SIS设置事件序列记录站，用于记录设备状态和联锁事件，以便事故原因的追溯。操作站与控制站机柜采用冗余的通讯电缆或光缆连接，室外光缆通过不同的路径敷设，以确保通讯的安全。3、联合装置控制室 根据本项目工艺装置和新建储运罐区平面相对集中的特点，设置一个联合装置控制室，鉴于本项目工艺装置多处于可燃、易爆场所，所以控制室设置于远离生产装置的非防爆区内，各装置的电缆、光缆通过电缆槽架空敷设至联合装置控制室。本项目的2个主工艺装置和新增储运罐52、区集中在1个操作室内操作和管理，将各装置的CRT按全厂总流程和总平面布置划分3个操作区。每个操作区有数个操作台，每个操作台带有CRT显示器和操作键盘，根据装置及操作岗位的不同，CRT显示器的数量有区别。每个操作站可采用输入密码或键锁的方式规定操作员管辖的范围。每个操作站设置2台打印机，1台用于报警打印，1台用于报表打印。全厂各操作站的打印机集中放置于1间打印机室内。第一操作区为加氢装置操作区，设4个CRT操作台，1个SIS CRT操作台，1个辅助操作台，第二操作区为制氢装置操作区，设3个CRT操作站台，1个SIS CRT操作台，1个辅助操作台；第三操作区为公用工程操作区，设3个CRT操作台。联53、合装置控制室还设有能够监视装置的特定的区域遥控的闭路电视系统，设1个CRT操作台。联合装置控制室建筑内设置不同用途的房间。占地面积约：3017m2，布置在配电所上层，内设操作室、机柜室、工程师站室、计算机室、UPS电源室、空调机室、仪表工程师室、工艺值班室、会议室、交接班室、更衣室、卫生间等功能房间。操作站布置在操作间内，控制站、端子柜等安装于机柜间。 联合装置控制室建筑是为工厂控制系统和操作及管理人员设计的，建筑物内的环境应当以人为本，不但要使操作环境成为办公环境，还要有一定的企业文化气氛，使操作及管理人员能高效率地工作，高效率地休息，减少疲劳，处于良好的工作状态和精神状态。联合装置控制室建54、筑各房间的地面按功能需要采用不同的地面，并设置集中空调，调湿、调温，以确保空气新鲜。原则上，对于距联合装置控制室的距离大于200m的装置，在装置内设置相应的现场机柜室（FAR），用于放置装置DCS及SIS的控制站或远程I/O,以及其他仪表控制、检测和安全保护的辅助机柜等。安装在现场机柜室内的各种设备，通过光缆与联合装置控制室的操作站进行通讯连接。现场机柜室在装置边上的非防爆区内。根据各装置的具体情况，现场机柜室适当设置少量操作站，用于装置及重要设备的开工、停工及监视，在正常情况下，没有操作人员。在现场机柜室（FAR）内除机柜外可能有必要的很少数量的仪表。现场机柜室的地面敷设防静电活动地板，并设55、置空调和UPS电源。4、供电、供气系统联合装置控制室及各现场机柜室由电工专业提供相应的UPS不间断电源，电源规格为单相220VAC 10%, 50Hz1Hz。仪表气源采用净化风，仪表净化风压力最低不应小于0.6MPa（G）。5、通讯系统为各装置DCS操作台分别设行政电话1台、调度电话2台，为工程师站室、上位机室、仪表维修室、DCS值班室各设行政电话1台。6、空调系统联合装置控制室及各现场机柜室设计集中式空调系统，保持机柜室、操作室空气的清新和恒温。第四章 工艺装置第一节 160万吨/年低聚物裂化精制装置1 装置概述1.1 装置组成及规模加氢装置主要由反应部分、分馏部分、轻烃吸收、低分气脱硫部分56、以及装置公用工程部分组成。装置公称设计规模160万吨/年，年开工时间按8000小时计。1.2 原料本装置的原料为直馏蜡油；或者外购原料油。1.3 产品本装置主要产品为液化气、轻石脑油、重石脑油、航煤、柴油、尾油；另外副产品为加氢干气、含硫污水。1.4 编制原则a、满足全厂总流程对本装置加工目标的要求。b、采用国内先进、可靠的工艺技术和催化剂，确保产品质量，降低装置能耗。 c、采用效率高、运行可靠的设备，以确保装置长周期安全稳定运转。d、认真贯彻国家有关环保、职业安全卫生、消防法规和要求，做到三废治理、安全卫生等保障措施与主体工程同时设计、同时建设、同时投入运行。确保装置排放指标达到国家及省、地57、方有关法规规定的指标。e、合理用能，有效降低装置的能耗，达到国内先进水平。f、最大限度实现设备国产化，尽量降低装置投资。2 原材料和产品规格2.1 原料性质加氢装置原料油具体性质如下： 原料油名称原料油限制值密度(20) /gcm-30.91000.920馏程/ IBP/10%270/365 30%/50%410/440 70%/90%465/510 95%/EBP535/555-/560粘度(50)/mm2s-137粘度(100)/mm2s-17凝点/40折光率(nD70)1.5酸值/mgKOHg-12.78残炭，m%0.190.30C7+不溶物/mgg-1100游离水，m%0.05硫/mg58、g-1404010000氮/mgg-120102100碳，m%87.04氢，m%12.35Fe / mgg-11.0Ni+V / mgg-11.0Na+Ca / mgg-11.0Cl /mgg-12.0本装置所需氢气由制氢装置提供,具体要求如下：出装置温度：40 ，出装置压力： 2.0MPa(表) 组分 V H2 99.9CH4 0.1CO+CO2 20 ppm 100.002.2 产品性质加氢装置主要产品为液化气、轻石脑油、重石脑油、航煤、柴油、尾油；另外副产品为加氢干气、含硫污水。产品的具体性质见业主提供的产品数据报告。3 产品分布根据装置的设计数据报告，具体产品分布如下：蜡油加氢裂化产品59、分布产品分布切割温度，质量比例，%液化气C3C45石脑油初馏点16530航煤16521012.8柴油21036048.6尾油大于3602干气平衡4 工艺技术方案4.1 确定技术方案的原则（1）、采用性能优良的加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂。（2）、采用成熟、可靠、先进的工艺技术和工程技术，确保装置设计的整体合理性、先进性和长周期安全稳定运转。（3）、合理用能，有效降低装置的能耗，合理回收装置余热，达到合理的先进水平。（4）、提高环保水平，加强安全措施，环保设施与主体工程同时设计、同时施工、同时投产。（5）、在保证性能可靠的前提下，降低装置投资，最大限度实现设备国产化。4.2 国内外加氢裂化技术60、现状加氢裂化工艺因其加工原料范围广，生产产品质量好，品种多，液体产品收率高，生产灵活性大等特点，在炼油和石油化工企业中越来越受到重视。其具有加工原料油广泛，调整操作灵活，产品质量优良等特点。世界上不少专利公司拥有生产中间馏分油的加氢裂化工艺技术，其中得到广泛应用的有以UOP公司、雪弗隆Chevron公司的技术应用较多。UOP公司将其开发的加氢裂化技术命名为HCUnibon过程。UOP公司的第一套加氢裂化装置于1961年在鲍威林石油公司圣非临兹炼油厂建成投产，其加工能力为11万吨/年。其催化剂主要有两种，一种是DHC型催化剂，其载体为无定形，主要用于一段流程，能最大量生产中间馏分袖；另一种是HC61、型催化剂，其载体为分子筛，主要用于二段流程和串联流程。雪弗隆公司(Chevron)的加氢裂化过程主要是异构裂解(Isocrcking)，并于1959年在美国加利福尼亚奇蒙炼油厂建成第一套工业化生产装置。该过程的特点是发展较快，加工的原料范围较宽、适应性较强，催化剂品种较多、使用性能好，操作灵活性较大。雪弗隆公司的加氢裂化过程基本流程有一段和二段两种，后来又发展了两个反应器的串联流程。选择工艺过程时必须进行全面的分析和比较，以提高装置的经济性。目前，国内的加氢裂化技术主要有中国石化北京石油化工科学研究院(RIPP)和中国石化抚顺石油化工研究院（FRIPP）。加氢裂化工艺核心是催化剂，加氢裂化催化62、剂为双功能催化剂，即由具有加氢功能的金属组份和具有裂化功能的酸性载体两部分组成。而酸性载体的裂化功能一般由无定形硅铝或分子筛酸性裂化组分提供。不同的加氢裂化催化剂是对这两种组分功能进行适当选择和匹配的。中国石化北京石油化工科学研究院(RIPP)开发的是以RN/RT系列为代表加氢催化剂，中国石化抚顺石油化工研究院（FRIPP）是以FF/FC系列为代表加氢催化剂。FRIPP的FF/FC系列加氢裂化催化剂，在国内已有数套装置采用，从工业应用结果看，FRIPP推荐的技术具有工艺流程简单、中间馏分油产率高、产品质量好、化学氢耗低和装置综合能耗低等特点。此外，FRIPP推荐的技术，即使切出航煤组分后，其柴63、油的凝固点仍低于-30，此特点对xxx石化公司冬季生产低凝柴油、提高公司经济效益十分有利。4.3 工艺技术方案选择经过多年的发展和完善，目前在工业上大量应用的馏分油加氢裂化工艺流程主要有以下三种：1、两段加氢裂化流程。这是60年代初期由直馏VGO和催化裂化LCO生产石脑油采用的流程。加工VGO生产最大量石脑油也采用这种流程。两段加氢裂化流程复杂，投资及操作费用高，工业应用较少。2、单段串联加氢裂化工艺流程单段串联（也叫一段串联）其主要特征是首先用加氢精制反应器将原料油的氮脱除到裂化催化剂所允许的范围（一般为1020g/g），然后精制反应流出物进入裂化反应器进行加氢裂化。单段串联加氢裂化技术的优64、点是对原料油的适应性较强，产品生产方案比较灵活，催化剂的运转周期长，不足之处是总体积空速较低。3、单段加氢裂化工艺流程单段加氢裂化工艺流程最少可以使用一个反应器。其主要特点是原料油在一个反应器内同时发生加氢脱硫、加氢脱氮、烯烃加氢饱和、芳烃加氢饱和及加氢裂化反应。单段工艺可以采用一次通过或未转化油全（或部分）循环方式操作。该流程的优点是反应体积空速大，工艺流程比较简单，装置的建设投资相对较低。该装置采用单段加氢裂化全循环工艺流程。4.4 工程技术选择 该装置拟采用热高分流程，降低装置能耗，节省操作费用，同时也可避免稠环芳烃堵塞空冷器管束； 由于该装置加工原料油来源复杂，循环氢中硫化氢浓度存在较65、高的可能，因此考虑设置循环氢脱硫塔；不单独设置循环油泵，循环油循环至原料油缓冲罐，直接由加氢进料泵升压。5 工艺流程简述、反应部分自装置外来的混合蜡油在流量和原料油缓冲罐液位串级控制下送入装置，混合后的原料经柴油/原料油换热器预热后，通过原料油过滤器除去原料中大于25微米的颗粒，再与分馏部分来的循环油混合后进入原料油缓冲罐，原料油缓冲罐由惰性气体保护，使原料油不接触空气。自原料油缓冲罐来的原料油经加氢进料泵升压，在流量控制下与混合氢混合后经反应流出物/原料油换热器、反应进料加热炉加热至反应温度后，进入加氢精制反应器进行加氢精制反应。精制反应流出物进入加氢裂化反应器进行加氢裂化反应。反应器各床层66、间及反应器之间均设急冷氢注入设施。加氢精制反应器混合进料的温度通过调节反应进料加热炉燃料气量控制。自加氢裂化反应器来的反应流出物依次经反应流出物/混合原料油换热器、反应流出物/主汽提塔底液换热器、反应流出物/混合原料油换热器，分别与热混合原料油、主汽提塔底液、冷混合原料油换热，以尽量回收热量。换热后反应流出物进入热高压分离器进行气液分离。热高分气经热高分气/冷低分油换热器、热高分气/混合氢换热器换热后，再经热高分气空冷器冷却后进入冷高压分离器。为了防止热高分气在冷却过程中析出铵盐堵塞管路和设备，通过注水泵将除氧水注入热高分气/混合氢换热器及热高分气空冷器上游管线。冷却后的热高分气在冷高压分离器67、中进行油、气、水三相分离。顶部出来的循环氢（冷高分气）经循环氢旋流脱烃器、循环氢脱硫塔、循环氢压缩机入口分液罐分液，脱硫后循环氢进入循环氢压缩机升压，然后分成两路：一路作为急冷氢去反应器控制反应器床层入口温度，另一路与来自新氢压缩机出口的新氢混合成为混合氢。冷高分油在液位控制下进入冷低压分离器，热高分油在液位控制下进入热低压分离器。热低分气经热低分气空冷器冷却后与冷高分油混合进入冷低压分离器。冷低分油与热高分气换热后再与热低分油混合后进入主汽提塔。冷高压分离器、冷低压分离器底部排出的酸性水及分馏部分排出的酸性水合并，经含硫污水闪蒸罐脱气后送至装置外。冷低分气在装置内脱硫。自装置外来的新氢进入新68、氢压缩机入口分液罐分液后，经新氢压缩机三级升压后与循环氢压缩机出口的循环氢混合成为混合氢。混合氢经过热高分气/混合氢换热器换热后与原料油混合。、分馏部分自反应部分来的低分油混合后进入主汽提塔，主汽提塔共有30层浮阀塔盘，汽提蒸汽自塔底部进入。塔顶气经主汽提塔顶空冷器冷却后进入主汽提塔顶回流罐进行油、水、气三相分离，塔顶油相一部分经主汽提塔顶回流泵升压后在流量和塔顶温度串级控制下作为主汽提塔回流，另一部分经脱丁烷塔进料泵升压，再经过轻石脑油/脱丁烷塔进料换热器换热后在液位控制下作为脱丁烷塔的进料；分水包排出的含硫污水送装置外脱硫。塔顶干气在装置内脱硫。主汽提塔底液经分馏塔进料泵升压，在液位控制下69、分别经反应流出物/主汽提塔底液换热器，未转化油/分馏塔进料换热器换热后，再经分馏塔进料加热炉加热后进入分馏塔，分馏塔共有60层浮阀塔盘，塔底采用水蒸汽汽提，分馏塔设两个侧线：航煤侧线汽提塔和柴油侧线汽提塔。分馏塔塔顶气经分馏塔顶空冷器冷却、冷凝后进入分馏塔顶回流罐，液相一部分经重石脑油泵升压，重石脑油冷却器冷却后送出装置；另一部分经分馏塔回流泵升压作为回流。含油污水经分馏烷塔顶凝结水泵升压后至反应系统，作为反应注水回用。塔底油经未转化油泵升压，与航煤侧线汽提塔底重沸器、未转化油/分馏塔进料换热器换热后，循环到反应部分原料油缓冲罐，少量未转化油经未转化油空冷器冷却出装置。航煤侧线汽提塔塔底热量由70、重沸器提供，热源为未转化油；塔底航煤产品经航煤泵升压后，经航煤/脱丁烷塔进料换热器、航煤空冷器冷却后出装置。柴油侧线汽提塔塔底采用水蒸汽汽提；塔底产品由柴油泵升压后，经脱丁烷塔重沸器、柴油空冷器、柴油聚结器冷却脱水后出装置。脱丁烷塔进料经轻石脑油/脱丁烷塔进料换热器、煤油/脱丁烷塔进料换热器换热后，进入脱丁烷塔，脱丁烷塔共有40层浮阀塔盘，塔底热量由重沸器提供，热源为柴油。塔顶气经脱丁烷塔顶空冷器冷却后进入脱丁烷塔顶回流罐进行分离，塔顶液相一部分经脱丁烷塔顶回流泵升压后在流量和塔顶温度串级控制下作为脱丁烷塔回流，另一部分在流量、液位串级控制下送入液化气脱硫塔。塔底轻石脑油经轻石脑油/脱丁烷塔进71、料换热器、轻石脑油空冷器冷却后出装置。脱丁烷塔塔顶干气在装置内脱硫。 、气体及液化气脱硫部分低分气、主汽提塔顶回流罐顶气、脱丁烷塔顶回流罐顶气混合后进入干气冷却器冷却，再经干气旋流脱烃器分液后进入干气脱硫塔下部。自冷贫溶剂缓冲罐来的贫溶剂，经贫溶剂泵升压进入干气脱硫塔上部。脱硫后的干气送至燃料气分液罐作为燃料气装置自用。脱丁烷塔顶回流罐泵来的液化气经液化气脱硫抽提塔进料冷却器冷却后进入液化气脱硫抽提塔。自装置外来的贫溶剂进入冷贫溶剂缓冲罐再经贫溶剂泵升压后进入液化气脱硫抽提塔上部。脱硫后的液化气依次经液态烃旋流分离器、液化气冷却器、液化气精脱硫罐处理后作为燃料气装置自用，剩余部分作为不合格液化72、气送罐区。 、溶剂再生部分自循环氢脱硫塔、干气脱硫塔、液化气脱硫抽提塔来的富液混合后通过富液过滤器除去杂质，然后再经贫富溶剂换热器换后进入富液闪蒸罐降压闪蒸，闪蒸后产生的少量酸性轻烃气体在压力控制下排至火炬，闪蒸后的富液由在液位控制下进入溶剂再生塔，溶剂再生塔设有20层浮阀塔盘，塔底采用再沸器，再沸器的热源为0.3MpaG蒸汽。溶剂再生塔顶部气体经溶剂再生塔顶空冷器冷却后进入溶剂再生塔顶回流罐，回流罐顶部出来的高浓度酸性气在压力控制下送出装置外处理，底部液体经溶剂再生塔顶回流泵升压后作为溶剂再生塔回流。自塔底部来的再生后溶剂经贫溶剂泵升压后经贫富溶剂换热器、贫溶剂空冷器冷却后进入溶剂缓冲罐。由73、溶剂缓冲罐出来的贫溶剂分三股，一股经贫溶剂接力泵升压后进入贫溶剂缓冲罐，自贫溶剂缓冲罐底部出来的贫溶剂至循环氢脱硫塔贫溶剂泵；第二 股贫溶剂至贫溶剂泵升压，升压后的贫液先经贫溶剂冷却器冷却后，在各自流量控制下进入干气脱硫塔和液化气脱硫抽提塔顶部。在贫溶剂接力泵出口有一部分贫溶剂通过在线胺液过滤器除去溶剂中的杂质后返回至溶剂缓冲罐。（5）、催化剂硫化和再生为了提高催化剂活性，新鲜的或再生后的催化剂在使用前都必须进行硫化。本装置设计暂按氧化型催化剂考虑，采用液相硫化方法，硫化剂为DMDS。本设计催化剂采用器外再生方法。6 主要操作条件表4-1-2 主要操作条件反应器精制段裂化段催化剂FZC系列FF74、-20FC-14FF-20床层12345入口温度，408419429429429出口温度，429435435438439床层温升，21166910总温升，3725平均反应温度，424433体积空速(对新鲜进料)/h-10.56体积空速(包括循环油)/h-10.82反应器入口氢分压/MPa15.0反应器入口气油体积比850:17 装置物料平衡160万吨/年低聚物裂化精制装置物料平衡序物 料 收率数量号名 称%kg/ht/d104t/a一入方1蜡油86.47 200000.00 4383.56 160.000 2氢气2.12 4900.00 107.40 3.920 3脱盐水8.65 20000.75、00 438.36 16.000 4汽提蒸汽2.77 6400.00 140.27 5.120 合计100.00 231300.00 5069.59 185.040 二出方1尾油1.73 4000.00 87.67 3.200 1柴油42.89 99200.00 2174.25 79.360 2航煤11.07 25600.00 561.10 20.480 3重石脑油19.02 44000.00 964.38 35.200 4轻石脑油6.92 16000.00 350.68 12.800 5液化气4.32 10000.00 219.18 8.000 6干气2.46 5700.00 124.93 76、4.560 7含硫污水11.36 26265.11 575.67 21.012 8酸性水0.23 534.89 11.72 0.428 合计100.00 231300.00 5069.59 185.040 8 自控水平8.1 设计采用的标准、规范1) 过程检测和控制流程图用符号和文字代号GB2625-81 2) 爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范及条文说明GB50058-923) 石油化工企业设计防火规范（1999年版）GB50160-924) 石油化工自动化仪表选型设计规范SH3005-19995) 石油化工控制室和自动分析器室设计规范SH3006-1999 6) 石油化工企业信号报警、联锁77、系统设计规范SH3018-19907) 石油化工企业仪表供气设计规范SHJ3020-20018) 石油化工企业仪表保温及隔离、吹洗设计规范SHJ3021-20019) 石油化工企业可燃气体和有毒气体检测报警设计规范SH3063-199910) 石油化工仪表接地设计规范SH3081-199711) 石油化工仪表供电设计规范SH3082-199712) 石油化工分散控制系统设计规范 SH/T3092-199913) 石油化工紧急停车及安全联锁系统设计导则SHB-Z06-1999 8.2 自动控制水平8.2.1 装置对自动控制的要求本装置属于高温、高压、临氢条件下操作的加工装置，工艺过程较复杂，产品78、质量要求高，生产过程必须平稳、安全、长周期操作。综合装置的工艺特点、生产规模及仪表控制系统现状，结合目前仪表自动化技术不断更新、仪表自动化水平不断提高的特点和今后仪表的发展趋势，装置的自动控制系统将选用一套先进的集散控制系统（以下简称DCS），所有重要参数送DCS进行显示、记录、调节、报警，实现装置的集中监视/控制。考虑到操作的安全、可靠，为本装置设置一套紧急停车及安全联锁系统（以下简称ESD），以确保人员和设备的安全。建成后该装置的自动控制水平将达到目前国内外同类型装置的先进水平。 装置的自动控制水平（1）、装置采用DCS监视、控制和操作，实现工艺生产的过程控制。DCS融合了计算机技术、通讯79、技术和图形显示技术,以微处理器为核心,对生产过程进行集中操作管理和分散控制，具有精确度高，可靠性好和维护工作量少等特点，可为实现先进控制和优化控制创造良好的环境。装置采用ESD实现工艺生产的紧急停车与安全联锁控制。（2）、为便于生产管理上的需要，采用集中控制，控制系统全部安装在中心控制室内，中心控制室内设机柜室、操作室、工程师站室、计算机室、仪表维修室、DCS值班室、UPS室、空调机室及辅助房间。（3）、通过设置应用计算机或上位计算机。在实施基本控制、多参数综合操作与管理的基础上，逐步实现先进控制和优化控制。（4）、可实现全厂的分级管理，在本装置建立基本控制级，在基本控制级的基础上，进一步实现80、先进控制和优化控制,并逐步实现工厂计算机过程控制和计算机信息管理系统一体化(即管控一体化CIMS-Computer Integrated Management System)，对生产过程进行模拟计算、实时优化、调度、排产、计划、决策等。（5）、设置必要的成熟可靠的质量分析仪表，对生产过程中的关键参数进行监测、控制，以提高产品收率，保证产品质量，并为实施先进控制打好基础。（6）、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。 主要安全技术措施（1）、本装置生产过程中的物料多为易燃、易爆介质，根据防爆等级划分和全装置的统一考虑，装置内的仪表尽量选用本质安全型，配用安全栅构成本质81、安全防爆系统；当所需仪表无本质安全等级时则选用隔爆仪表，隔爆仪表的防爆等级不应低于dIICT4。（2）、根据工艺特点和要求，为防止可能出现的重大人身事故、重大设备事故和重大经济损失，为保证操作人员和装置的安全，除DCS的超限报警措施外，为装置和机组设置具有冗余容错功能的紧急停车及安全联锁系统（ESD&SIS，以下简称ESD）以实现事故的预报警、报警及联锁停车。（3）、根据装置的特点、工艺需要及防爆要求，在有可能有易燃、易爆及有毒气体泄露的危险场所，设置可靠的可燃性气体/有毒气体检测仪表，与DCS构成报警系统。（4）、中心控制室和机柜室和活动地板下设置感温、感烟探测器构成的火灾报警系统。8.3 82、仪表选型8.3.1 DCS系统DCS应选用国外目前生产的技术先进、性能优良、有成功运行经验的控制系统，并满足下列性能要求：高的可靠性；功能强化的操作站；智能化I/O接口和强有力的运算控制功能；开放型通讯系统；完善、可靠的系统软件及强有力的自诊断功能。DCS 系统配置：3 台操作站(OPS)，包括CRT屏幕、键盘和鼠标；2 台宽行打印机, 用于事件报警、生产报表；1 台工程师工作站(EWS),包括屏幕、键盘和鼠标（公用）；1 台冗余台过程控制站。DCS 系统规模：控制回路约100个；检测回路约500个。8.3.2 ESD系统ESD应选用国外目前生产的技术先进、性能优良、可靠、有成功运行经验的控制83、系统，为了保证ESD系统的高度可靠性,设计时将充分考虑如下原则 : * 独立于DCS系统之外 ; * 事故安全型( 失电动作 ) ; * 系统的安全等级与装置的安全等级相匹配 ; * 系统由冗余容错功能和结构的可编程逻辑控制器(PLC)构成 ; * 合理考虑输入/输出卡件的冗余配置和现场一次动作元件的冗余设置，重要的联锁系统检测元件按照“三取二”方式设置; * 有足够的操作员接口； * 有自动/半自动(手动)灵活的操作手段 ； * 有足够的旁路维修开关；* 具有故障诊断和毫秒级第一事故区分功能和报警打印机；* 可与DCS系统通讯。 8.3.3 现场仪表（1）仪表选型应先进可靠，减少品种，方便维84、修；（2）现场检测仪表（变送器），一般采用智能型仪表；（3）高压现场检测仪表、高压调节阀及高压自保联锁切断阀选用国外进口产品；（4）一般调节阀一般采用国外合资或引进技术生产的产品；（5）进出装置的原料和产品计量选用国外或引进技术生产的高精度流量计，一般过程控制的流量检测元件选用节流装置；（5）重要的在线质量分析仪表从国外引进；国内应用成熟可靠的在线质量分析仪表，由国内生产并供货；（6）机组轴系检测、监视仪表，转速测量仪表选用国外产品。（7）现场仪表一般选用本安型仪表。8.4 主要自动控制方案及控制系统规模（1）原料油进料流量控制；（2）反应进料加热炉出口温度控制；（3）加氢反应器的温度控制；（85、4）反应系统压力控制；（5）高分液位控制；（6）循环氢压缩机控制；（7）新氢压缩机控制；（8）高压进料泵控制（9）汽提塔、分馏塔、脱硫塔塔底液位控制；（10）独立设置的安全联锁系统（ESD）1）自动/手动紧急泄压联锁停车系统；2）、单体设备联锁主要有如下内容：* 高压分离器液位下下限联锁；* 循环氢压缩机安全保护系统；* 新氢压缩机安全保护系统；3）大型压缩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，循环氢压缩机单独设置一套控制及保护子系统（随机组成套），以确保加氢裂化装置核心设备的安全运行，大型机组均在中心控制室进行控制，现场仅设就地仪表盘。8.5 主要现场仪表见表4-2-6。表86、4-2-6 主要现场仪表序号仪表名称单位数量备注一温度仪表1双金属温度计支502热电偶支2403热电阻支100二压力仪表1不锈钢压力表块320三流量仪表1法兰取压节流装置套1002质量流量计台253电磁流量计台164转子流量计台8四液位仪表1双色玻璃板石英管液位计台602高压磁性浮子液位计台103液位开关台20五气动单元组合仪表1电/气转换器、电/气阀门定位器台2802空气过滤减压器台260六电动单元组合仪表1变送器(1)智能压力、差压变送器台270(2)智能双法兰差压变送器台86(3)外浮筒液位变送器台72(4)高压外浮筒液位变送器台212安全栅台720七分析仪表1可燃气体检测变送器台80287、H2S气体检测变送器台213便携式H2S气体检测报警仪台64氧化锆烟气氧含量分析仪套65氢浓度分析仪套3八执行器1调节阀台1562高压调节阀台753自力式调节阀台204长行程执行机构台245气动蝶阀台329 主要设备选择9.1 机械设备选择(1) 新氢压缩机组:新氢压缩机共4台，双开双备。压缩机选用对称平衡型往复式压缩机，由增安型无刷励磁同步电动机驱动。电机容量为约2400kW。压缩机拟采用三级四列压缩。气缸都为双作用。压缩机中体采用双室中体。整个机组由压缩机主机、各级进出口缓冲器、驱动电机、级间冷却器、级间分离器、注油器、漏气收集罐、润滑油系统 、冷却系统 、检测控制系统 、管道阀门等辅助设88、备构成。机器采用二层布置，压缩机组和水站水箱布置在二层平台上，级间冷却器、级间分离器、润滑油站、水站、漏气收集罐等辅助系统布置在楼下。电机与压缩机曲轴采用刚性连接。气缸及填料按无油润滑设计，少油润滑操作。压缩机流量调节采用Hydro-com 流量控制与检测系统、吸气阀卸荷和旁路调节三种方式。气缸及填料设有相互独立的夹套。气缸和填料由水站提供软化水冷却。两台新氢压缩机共用一台水站。所有电气设备及仪表均应符合所在区域防爆要求。压缩机及其辅机包括中间冷却器和分离器国产。(2) 循环氢压缩机: 循环氢压缩机共4台，双开双备。根据工艺操作要求及流量变化范围，该机采用对称平衡型往复活塞式压缩机，三级压缩。89、电机采用增安型无刷励磁异步电机驱动。机组安装在两层布置的厂房内。每级气缸进、排气口均按上进、下出布置。气缸及气缸盖夹套用强制夹套冷却系统冷却。采用双室隔距件。气缸设卸荷器和余隙腔用作气量调节。气缸、活塞环、活塞杆、填料函按无油润滑选材及设计。机组内的所有电气设备均应符合防爆要求。主电机的防爆等级不低于eIIT3，其它用电设备不低于dIICT4。 (3) 加氢进料泵加氢进料泵设4台，双开双备。加氢进料泵采用垂直剖分筒型多级离心泵，主、备泵由均防爆电机驱动，容量约1300kW。对于本装置，主、备泵国产。9.2 静设备选择(1) 装置设备概况装置工艺设备概况见表4-2-7。表4-2-7 设备汇总表设90、 备 类 型数量(台、片)金属总重(吨)反应器类4塔类9冷换设备28空冷类27容器类29总计97 (2) 执行标准装置设备设计执行的主要标准见表4-2-8。表4-2-8 执行的主要标准目录序号标准名称标准编号颁发部门实施日期1压力容器安全技术监察规程国家质量技术监督局2000-01-012钢制压力容器GB150-1998国家技术监督局1998-10-013管壳式换热器GB151-1999国家技术监督局2001-01-014钢制压力容器-分析设计标准JB4732-95国家技术监督局1995-10-155钢制塔式容器JB/T4710-2005国家发展和改革委员会2005-07-266钢制卧式容器J91、B/T4731-2005国家发展和改革委员会2005-07-267钢制焊接常压容器JB/T4735-1997中国石化总公司等1998-05-018塔盘技术条件JB1205-81国家机械部1981-07-019承压设备无损检测JB/T4730-2005国家发展和改革委员会2005-07-26100钢结构工程施工及验收规范GB50205-95国家机械部1995-12-0111空冷式换热器GB/T15386-94国家技术监督局1995-08-01(3) 设备选材原则本装置是在高温、高压、临氢环境下操作，且在工艺流体中还含有H2S、NH3等腐蚀性介质，因此在选材时除了考虑所用材料必须符合相应标准的规定92、外还应遵循以下原则：a、凡有氢腐蚀的部位，所选用的材料必须符合最新版的抗氢腐蚀曲线（纳尔逊曲线）的要求及相应的有关条件。b、凡有高温H2SH2腐蚀的部位，材料的腐蚀率按照柯珀（Couper）曲线进行估算。c、凡选用2 1/4Cr1Mo1/4V和2 1/4Cr1Mo回火脆性比较敏感的材料场合，从冶炼方法、化学成分及其微量元素的控制等方面都要提出严格的要求。d、凡选用的材料在使用中可能发生应力腐蚀开裂的，设备制造完毕后必须进行焊后热处理。e、凡选用奥氏体不锈钢材料，在使用中可能发生连多硫酸应力腐蚀开裂的部位，在装置停工时应进行中和清洗（装置设置中和清洗措施）。f、凡选用的材料，在使用中可能发生各种93、类型脆性破坏的，均提出有关的严格控制指标（如硬度要求、奥氏体不锈钢堆焊层中的铁素体含量的要求等）。g、选用国产钢材制造压力容器时，材料的质量和规格必须符合压力容器安全技术监察规程、GB150、GB151的规定，且应是上述标准中列出的材料牌号和标准。h、选用国外钢材制造压力容器时，应是国外相应压力容器最新标准所允许使用的钢材。其使用范围不应超出该标准的规定。i、一般内构件的钢材使用温度范围可以按钢材抗氧化极限温度确定。 j、与容器壳体直接相焊的内外构件材料应选用与壳体相焊部分同类的材料。k、鉴于高速流动的含有硫化物的物料会对弯头等部位产生冲刷腐蚀，造成泄漏，应在装置开工后定期对特殊部位进行厚度监94、测，建议采用超声波无损检测设备进行检测，检测设备的购置由系统配套工程负责。9.3 加热炉该装置共有2台加热炉：反应进料加热炉，设计热负荷为12000 kW。分馏塔进料加热炉，设计热负荷为8000 kW,两台加热炉设有共用的座地余热回收系统，正常操作时，两台加热炉的烟气换热后由共用落地烟囱排入大气。反应进料加热炉设有独立的烟囱，可单独排放烟气。9.2 主要设备汇总主要设备规格见表4-2-9。表4-2-9 主要设备规格表1、反应器，塔序号设备名称数量(台)规格 内径切线 mm操作条件重量（t）材质备注介质名称温度压力单重总重MPa(G)1加氢精制反应器2600022000 (T.L)原料油437195、7.6氢气、H2S2加氢裂化反应器2600034000 (T.L)原料油43917.3氢气、H2S3循环氢脱硫塔1540016500 (T.L)氢气、H2S5016.1水、MDEA4主汽提塔14400/460030000 (T.L)低分油2300.8 30层浮阀塔盘H2S、H2O5分馏塔14400/490045000 (T.L) 主汽提塔3850.1560层浮阀塔盘塔底油6航煤侧线汽提塔1390024000 (T.L) 航煤2130.1210层单溢流浮阀塔盘7柴油侧线汽提塔1600013000 (T.L) 柴油2500.1410层单溢流浮阀塔盘8脱丁烷塔1680029000 (T.L) 主汽提96、塔塔1501.540层单溢流浮阀塔盘顶液9干气脱硫塔1690018000 (T.L)干气，H2S450.7填料塔水，MDEA10液化气脱硫抽提塔1690019000 (T.L)LPG、H2S451.8填料塔水，MDEA11溶剂再生塔1640022000 (T.L)酸性气、H2S1250.1填料塔水，MDEA小计132、容器序号设备名称数量(台)规格 内径切线 mm操作条件重量（t）材质备注介质名称温度压力单重总重MPa(G)1原料油缓冲罐1800023000（T.L），立式原料油2000.22热高压分离器1650090000（T.L），立式油气、油23516.3H2S、氢气3冷高压分离器16297、0060000（T.L），立式氢气、油5016.2含硫污水4热低压分离器1640060000（T.L），立式油气、油2351.3H2S、氢气5冷低压分离器1620050000（T.L），立式油气、油501.2H2S、氢气6循环氢压缩机入口分液罐1620040000（T.L），立式循环氢5016.17新氢压缩机入口分液罐290006000（T.L），立式新氢402.48新氢压缩机二级入口分液罐2随机带新氢9新氢压缩机三级入口分液罐2随机带新氢10气封气分液罐130001200（T.L），立式循环氢13018.511注水罐135004000（T.L），立式除氧水400.212汽提塔顶回流罐136098、06000（T.L），卧式液态烃、干气400.8含硫污水13分馏塔顶回流罐160008000（T.L），卧式石脑油、H2O550.05凝结水14脱丁烷塔顶回流罐164006000（T.L），卧式液态烃、干气401.4污水15富液闪蒸罐162006000（T.L），卧式富液980.3516溶剂再生塔顶回流罐160005000（T.L）, 卧式酸性气400.0817溶剂缓冲罐170007000，锥顶式贫液55常压18贫溶剂缓冲罐160003000，立式贫液55常压19地下溶剂罐160003000（T.L），卧式MDEA55常压20冲洗油罐128003200（T.L），立式柴油500.221硫化剂罐99、142003000（T.L），立式DMDS常温常压22放空罐156006000（T.L），卧式油气1500.3523地下污油槽1360036003800，方箱式污油150常压24燃料气分液罐1280037338，立式燃料气450.525净化压缩空气罐12400475010，立式净化风常温0.526低压蒸汽分水器13500650（T.L），立式低压蒸汽300127液化气汽化器13800430010，立式液化气601.6小计313、冷换类序号设备名称数量(台)规格操作条件重量（t）材质备注介质名称温度压力单重总重MPa(G)1反应流出物/混合进料换热器4DIU80005000管：反应流出物4391100、6.8壳： 混合进料38018.42反应流出物/主汽提塔塔底1DIU80004500管：反应流出物31016.6液换热器壳：主汽提塔塔底油2602.53反应流出物/混合进料换热器2DIU80005000管：反应流出物28016.5壳： 混合进料23018.54热高分气/冷低分油换热器1DFU70006000管：热高分气23516.3壳：冷低分油2201.25热高分气/混合氢换热器1DIU60003000管：热高分气18016.25壳：混合氢13018.56新氢压缩机一级出口冷却器2随机带管：循环水壳：新氢7新氢压缩机二级出口冷却器2随机带管：循环水壳：新氢8柴油/原料油换热器2BIU7000-101、2.5/2.5-120-6/25-2I管：柴油2201.7壳：原料油1601.09气封气冷却器1随机带10轻石脑油/脱丁烷塔进料1BIU4000-4.0/4.0-15-3/25-4I管：轻石脑油1501.5换热器壳：脱丁烷塔进料702.211航煤/脱丁烷塔进料1BIU7000-4.0/4.0-120-6/25-2I管：航煤2201.5换热器壳：脱丁烷塔进料1302.212轻石脑油冷却器1BIU4000-2.5/2.5-25-6/25-4I管：循环水400.4壳：轻石脑油501.513重石脑油冷却器1BIU5000-2.5/2.5-50-6/25-4I管：循环水400.4壳：重石脑油551.11102、4航煤侧线汽提塔底重沸器1BIU4000-4.0/2.5-25-6/25-4I管:未转化油3601.6壳:航煤2150.1515脱丁烷塔底重沸器1BIU5000-4.0/4.0-50-6/25-4I管：柴油2401.6壳：轻石脑油1501.516未转化油/分馏塔进料换热器2BIU6000-2.5/2.5-85-6/25-4I管：未转化油3451.6壳：分馏塔进料2802.517热低分气冷却器1BIU5000-2.5/2.5-50-6/25-4I管：循环水400.4壳：热低分气2361.318含硫干气冷却器1BIU4000-2.5/2.5-25-6/25-4I管：循环水400.4壳：含硫干气50103、0.719液化气脱硫抽提塔1BIU4000-4.0/4.0-25-6/25-4I管：循环水400.4进料冷却器壳：液化气451.820液化气冷却器1BIU4000-4.0/4.0-25-6/25-4I管：循环水400.4壳：液化气451.721贫富溶剂换热器2BIU5000-2.5/2.5-50-6/25-4I管：富液980.4壳：贫液1250.822溶剂再生塔底重沸器1BIU7000-4.0/4.0-120-6/25-2I管：蒸汽、热水1430.3壳：塔底液1300.123贫溶剂冷却器1BIU4000-4.0/4.0-25-6/25-4I管：循环水400.4壳：贫液552.2小计324、空冷104、类 序号设备名称数量(台)规格操作条件重量（t）材质备注介质名称温度压力单重总重MPa(G)1热高分气空冷器4GP63-6-128-18S-23.4/DR-III热高分气12516.25H2、H2S2主汽提塔顶空冷器4GP63-6-128-2.5S-23.4/DR-II油气、H2S1200.83分馏塔顶空冷器4GP63-8-171-1.6S-23.4/DR-IV油气1400.14脱丁烷塔顶空冷器2GP63-6-128-2.5S-23.4/DR-II油气851.55未转化油空冷器2GP63-4-85-2.5S-23.4/DR-IV未转化油2951.56轻石脑油空冷器1GP62-4-55轻石脑油1105、001.57航煤空冷器1GP62-4-55航煤1301.38柴油空冷器2GP63-4-85-2.5S-23.4/DR-IV柴油1101.69溶剂再生塔顶空冷器1GP62-4-55溶剂再生塔1120.1顶气,H2S10贫溶剂空冷器2GP62-4-55V贫液850.5小计235、机泵表序号设备名称数量(台)介质名称温度流量扬程轴功率电机型号电机功率 KW备注m3/hmkW1加氢进料泵2混合原料油200174.42371 1200 2循环氢脱硫塔贫液泵2贫液5581653 663注水泵2注水4017.31650 1204汽提塔顶回流泵2轻石脑油4082.9167 30 5分馏塔进料泵2蜡油20518106、2.65219 110 6分馏塔顶回流泵2重石脑油55224151 90 7未转化油泵2未转化油35159.2150 22 8航煤泵2航煤22019.73187 10 9柴油泵2柴油23574.1181 3210脱丁烷塔顶回流泵2液化气4032.2154 1411溶剂再生塔顶回流泵2回流液,水401.354 1.512溶剂再生塔底泵2贫胺液1251743 3.5 13贫溶剂接力泵2贫胺液558.030 1.5 14低压脱硫贫溶剂泵2贫胺液458191 7.5 15贫溶剂加入泵1贫胺液4014max070气动16地下溶剂泵2废胺液5513.661 15 17冲洗油泵2柴油5026.694 101107、8地下污油泵2污油15026.671 7.5 19放空油泵2污油15026.671 7.5 20DMDS泵1DMDS4011max070气动21撇油泵2污油505.3129 11 22含硫污水泵2酸性水5020.351 18 小计406、压缩机类序号设备名称规 格数量（台）介质名称流量 m3/h操作温度 操作压力MPa(G)轴功率 kW电机功率 kW备 注入口出口入口出口1循环氢压缩机2循环氢1750005016.118.5 2新氢压缩机2新氢34700402.418.5 小计47、加热炉 序号设备名称数量(台)规 格 KW介质名称操 作 条 件材质备注温度 压力MPa(G)1反应进料加热炉1108、12000蜡油40818.0氢气、H2S2分馏塔进料加热炉18000重石脑油、航煤3850.7柴油、循环油小计210 消耗指标及能耗10.1 公用工程消耗表表10-1 公用工程消耗表序号名称单位连续量间断量备注一水耗量1循环水t/h10672新鲜水t/h10.73除氧水t/h324含硫污水t/h32.55含油污水t/h10.76生活污水t/h10.7二电耗量1380V/220 VKW10667三蒸汽耗量11.0MPa蒸汽t/h64汽提蒸汽、再生单元四燃料气m3n /h3627标准燃料气，装置自产，不足由外部补充五净化压缩空气m3n/h800六氮气用量1氮气m3n53333一次开工用量10.2 109、装置能耗(计算方法按GB/T 50441-2007)表10-2 装置能耗表序号项 目消耗量能源折算值设计能耗（kg/h）单位能耗（kg/t） 单 位 数量 单 位 数 量1电kW10666.7kg/kWh0.262773.34 13.87 2循环水t/h1066.7 kg/t0.1106.670.53 31.0MPa蒸汽 t/h25.28kg/t761921.289.64净化压缩空气m3n/h800 kg/m3n0.03830.4 0.15 5燃料气m3n/h3626.7 kg/m3n13626.7 18.13 6除氧水t/h32 kg/t9.2294.4 1.47 合 计8752.79 43110、.76 10.3 化学药剂消耗量表10-3 化学药剂序号名称数量 t备注1加氢精制催化剂333.331次装入量，寿命：6年2加氢裂化催化剂333.331次装入量，寿命：6年3保护剂33.11次装入量，寿命：3年4支撑剂801次装入量，寿命：3年5DMDS64硫化时用6缓蚀剂647阻垢剂192 10.4 能耗分析与节能原则10.4.1 能耗根据石油化工设计能耗计算标准(GB/T 50441-2007)，本装置的能耗为43.76 kg/t (原料)，其中燃料消耗约占41.43%，电消耗约占31.7%。10.4.2 节能原则 （1）采用先进的工艺和技术 （2）进行装置工艺流程优化和用能优化，提高工艺111、设计水平 （3）采用新型高效机泵 （4）充分回收烟气余热，提高加热炉效率 （5）采用先进分离设备 （6）采用新型的换热设备 节能措施根据节能原则，该装置采用了下列几项节能技术和措施。 （1）采用先进工艺和技术节能a装置采用先进、可靠热高分流程。b采用高效塔板，提高分离效率，降低能耗。c设备及管道布置尽量紧凑合理，减少散热损失和压力损失。d加强设备及管道保温，从而减少散热损失。(2)、提高能量转换效率a加热炉设氧含量分析仪，控制烟气中的氧含量，并设置空气预热器回收咽气余热，以提高加热炉效率。b装置内尽量采用高效节能机泵，空冷风机一半采用变频。（3）提高能量回收率a、优化换热网络，尽量回收热量，降112、低空冷器入口温度。b、采用双壳程换热器，降低热流换热终温。11 置平面布置11.1 遵守的主要标准与规范 石油化工企业设计防火规范 GB50160-2008 爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范 GB50058-92 建筑设计防火规范 GB500162006石油化工企业职业安全卫生设计规范 SH304711.2 布置原则1）满足工艺要求前提下，采用流程式布置，兼顾同类设备相对集中。2）尽量减少装置占地，以节省投资。3）保证装置的安全可靠性及必要的操作、检修空间。11.3 布置概况1）加氢裂化装置总占地面积为： 80150 =12000平方米 。2）装置的所有管桥及构架均采用钢结构。3）装置的所有113、进出管道均从装置的南端与系统管网连接。4）装置的所有动力、控制电缆均架空敷设，并从装置的南端（或靠近配电/控制室处）进入装置。5）装置内的循环水管道采用埋地铺设的布置方案。6）所有设备与建、构筑物均沿管桥两侧布置；空冷器布置在管桥顶部，泵布置在管桥下。除注水泵外，其他泵均不设置泵房。7）装置的北端为高压反应部分与加热炉，主管桥东边为分馏部分及产品与原料处理部分。压缩机集中布置在主管桥东侧；主管桥采用单跨10米跨距，柱距9米。反应构架采用单跨8米跨距，柱距8米；分馏构架采用单跨9米跨距，柱距7米，2层（含地面层）。8）压缩机厂房采用半敞开式结构。跨距18米，柱距6米。9）反应构架上方设置单轨电动114、吊车与手动葫芦，压缩机厂房内设置桥式吊车，大型泵的上方设置有检修用手动葫芦或检修吊粱，以方便检修与维护。10）装置内留有足够的吊装检修用场地，以满足大型吊车接近与回旋。11.4 装置安全措施 装置的安全措施除遵守前述各规范外，还采取如下安全措施：(1) 装置（单元）的四周设置消防水管网。沿装置（单元）消防通道的一侧设置足够数量的地上式消火栓；甲类气体压缩机、加热炉等需要重点保护的设备附近，设置箱式消防栓；可燃气体、可燃液体量大的高大框架和设备群采用消防水炮予以保护。(2) 为提高装置的自救能力，在装置操作区内设置有足够数量的手提式灭火器（包括干粉和二氧化碳两种）、推车式灭火器，可就地应急，方便115、使用。(3) 装置内设置足够数量软管站，使可能出现的泄漏点均在灭火蒸汽软管的覆盖范围内。同时，在软管站的配置上，根据其服务场所，还设置有各种介质，以随时处理可能出现的各种情况，确保装置的安全生产。(4) 装置内设置火灾报警信号系统，火灾按钮报警若干点，可燃气体报警若干点，分散布置于装置内，一旦火灾或危险情况可直接向控制室报警。同时，还配置有专用对讲通讯系统，便于外操人员与控制室及时联系。(5) 装置内所有构架、管桥的立柱，塔类、立式容器的裙座均按有关要求设置耐火层，其耐火极限不低于1.5h。(6) 管桥上布置的空冷器底部操作平台，在未铺设钢平台处，均用轻型金属瓦楞板隔离保护。(7) 所有构架、116、平台均设置不少于两个通向地面的通道，以确保操作人员安全疏散。(8) 所有可燃气体、可燃液体管道在进出装置处，均设置静电接地设施。(9) 可燃气体、可燃液体设备和管道的排液口除设置切断阀外，盲端还加法兰盖或丝堵；表面温度超过60的管道在距地面或平台面高度低于2.1m，四周距离0.75m以内均设置防烫隔热层保护。(10) 含油污水井内设置水封措施，防止火灾蔓延。11.5 环境保护措施(1) 所有的构架及可能因检修、维护、冲洗等导致有污染物排放的地方，均设置围堰；在围堰内设置地漏，回收至含油污水系统，做到清污分流。(2) 所有的管道及设备排放/凝，以及采样点排放，均设置回收漏斗。其中，轻、重及含油污117、水（冲洗水）分别回收，方便分类处理。(3) 泵前设置污水明沟，沟底设置地漏，排至含油污水系统。11.6 管道设计11.6.1 管道器材选用原则1）管道设计寿命为15年。2）管道器材按化工厂和炼油厂管路(ANSI/ASME B31.3)和石油化工企业管道设计器材选用通则（SH3059）的要求进行选用。3）管道尺寸选用石油化工企业钢管尺寸系列（SH3405）标准系列产品。国外部分采用ANSI B36.10/19标准产品。4）阀门a、所有阀门均选用API标准系列产品。b、特大口径阀门、需要快速启闭高压操作阀门以及有特殊工艺要求的阀门，拟考虑电动执行机构。5）法兰所有法兰均采用ANSI B16.5或与118、之相当的中石化行业标准钢制管法兰（SH3406）。6）所有介质的管道器材的最低压力等级均不低于150 lb/in2。 管道的柔性分析所有管道的柔性分析均采用国际公认的、COADE公司编制的CAESAR II计算机应用程序。附图：160万吨/年低聚物裂化精制装置反应部分工艺原则流程图160万吨/年低聚物裂化精制装置分馏部分（一）工艺原则流程图160万吨/年低聚物裂化精制装置分馏部分（二）工艺原则流程图160万吨/年低聚物裂化精制装置气体及液化气脱硫部分工艺原则流程图160万吨/年低聚物裂化精制装置溶剂再生部分工艺原则流程图第二节 64000Nm3/h甲醇裂解制氢装置1 装置概况1.1 生产规模6119、4000Nm3/h甲醇裂解制氢装置为160万吨/年低聚物裂化精制装置供氢而新建，公用工程与加氢装置联合使用。装置操作弹性为60110，年生产时数为8000小时。1.2 原料1.2.1甲醇：原料甲醇的质量满足工业一等品（GB338-2004）的要求。进装置压力 0.2Mpa（G） 脱盐水：符合直流炉脱盐水指标（GB12145-89P）进装置压力 0.2MPa（G）1.3 产品1.3.1 装置主要产品为工业氢，规格如下： 出装置温度：40 ，出装置压力： 2.0MPa(表) 组分 V H2 99.9CH4 0.1CO+CO2 20 ppm 100.00 1.3.2 副产的变压吸附尾气规格如下。解吸120、气为VPSA氢气提纯部分的副产品，规格如下，放空至火炬管网。序号组分名称解析气，V%1水0.962氢气30.633一氧化碳1.034二氧化碳67.385合计100.00006压力，MPa(表)0.037温度，4010流量，Nm3/h294992 工艺技术方案2.1 制氢工艺路线的比较目前，化肥和石油化工工业上大规模制氢（5000Nm3/h以上）的制氢方法一般可用天然气转化制氢、轻油转化制氢或水煤气转化制氢技术等。但由于上述制氢工艺须在800以上的高温下进行，转化炉等设备需要特殊材质，同时需要考虑能量的平衡和回收利用，所以投资较大、流程相对较长，故不适合小规模制氢。在精细化工、医药、电子、冶金等121、行业的小规模制氢（200 Nm3/h以下）中也可采用电解水制氢工艺。该工艺技术成熟，但由于电耗较高（约58kwh/Nm3H2）而导致单位氢气成本比较高，因而较适合于100 Nm3/h以下的规模。对于拥有来自炼油、炼钢或其它化工过程中产生的各种富氢气体资源的用户而言，直接采用变压吸附（PSA）工艺从这些富气体中直接回收提纯氢气将是最简单、节约的技术方案。当氢气用量达到2001000 Nm3/h，且用户无合适的含氢气源或天然气等含烃气体时，甲醇裂解制氢就是较好的选择，该工艺技术的特点是：原料甲醇容易获得，运输、储存方便，甲醇转化制氢反应温度低（250270），工艺条件缓和，燃料消耗较低，流程简单，122、容易操作，缺点是运行成本较高。根据用户的实际情况，选择甲醇裂解制氢方案。本套制氢装置甲醇裂解部分产生裂解气，裂解气混合后进入64000Nm3/h的VPSA提纯单元。2.2 流程简述2.2.1 关于转化和吸附压力的选择说明：由于在3.0Mpa以下，甲醇裂解的转化效率基本相同，所以用转化压力主要由用户的用氢压力和PSA决定，考虑到在1.02.4Mpa.G范围内PSA的氢气回收率较高，单位氢气的原料消耗和成本较低，因此一般都选择此压力范围。压力越低，投资越省，但后续的氢气压缩机投资越大，能耗越高。由于加氢装置实际用氢情况，因此本方案吸附压力按2.0Mpa.G 考虑。2.2.2甲醇裂解部分流程简述由于123、甲醇裂解反应器的设备制造及裂解催化装填对反应效果影响的限制，反应器部分采用2个裂解反应器。甲醇原料自贮槽处来，与从水洗塔底部经减压后来的水（原料水由工艺水泵从原料水罐加压至2.2Mpa，送至水洗塔）在原料缓冲罐中按一定比例混合，然后经过原料计量泵加压至2.4MPa.G后送入甲醇预热换热器与反应产物换热升温，升温后的甲醇水溶液再进入汽化器，用高温导热油加热汽化。汽化后的甲醇、水蒸汽接着进入列管式反应器内，在其中催化剂的作用下分别进行下列裂解和变换反应：CH3OHCO+2H2-90.8KJ/molCO+H2OCO2+H2+43.5KJ/mol整个反应过程是吸热的，因而反应器和汽化器所需的热量由热媒124、炉提供。循环使用的热媒（导热油）温度为280320。由于吸热的裂解反应和放热的变换反应同时进行，因而有效地利用了反应热并消除了放热反应可能带来的热点问题。从反应器出来的转化气在与反应进料进行换热后，进入冷却器冷却至40，然后经过分液罐分离回收掉冷凝下来的甲醇和水；然后进入水洗塔洗掉转化气中夹带的残余甲醇。水洗塔后的转化气再经过后分液罐分液后送VPSA氢提纯工段。从水净化部分来的工艺水进入工艺水缓冲罐，经工艺水泵送至水洗塔的顶部，对反应气进行洗涤。塔顶气相经后分液罐分液后进入变压吸附（VPSA）部分，塔底液相返回与原料甲醇混合去原料缓冲罐。送VPSA氢提纯工段的转化气组成为：H27475%， C125、O22324%， CO1.5%，CH3OH100ppm。2.2.3 PSA氢提纯部分本装置采用8塔VPSA工艺流程，即：装置的八个吸附塔中有一个吸附塔始终处于进料吸附的状态。其吸附和再生工艺过程由吸附、连续四次均压降压、逆放、抽真空、连续四次均压升压和产品最终升压等步骤组成。具体过程简述如下：a. 吸附过程压力为2.0MPa(表压)左右，温度40的变换气自甲醇裂解部分来，自塔底进入正处于吸附状态的吸附塔（同时有1个吸附塔处于吸附状态）内。在多种吸附剂的依次选择吸附下，其中的H2O、CO、CO2等杂质被吸附下来，未被吸附的氢气作为产品从塔顶流出，经压力调节系统稳压后送出界区去后工段。当被吸附杂质126、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，本流程共包括了四次连续的均压降压过程，因而可保证氢气的充分回收。c. 逆放过程顺放过程结束后，塔压力已降至0.22MPa.G左右,这时,杂质已开始从吸附剂中解吸出来，于是打开逆放程控阀，逆着吸附方向将吸附塔压力降至0.03MPa（G）左右。逆放出的解吸气被送入解吸气缓冲罐。d. 抽真空过程逆放结束127、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抽真空，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。e. 均压升压过程在冲洗再生过程完成后，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四次均压升压过程。f. 产品气升压过程在四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。经这一过程后吸附塔便完成了一个完整的“吸附-再生”循环，128、又为下一次吸附做好了准备。八个吸附塔交替进行以上的吸附、再生操作(始终有一个吸附塔处于吸附状态)即可实现气体的连续分离与提纯。2.3 8-1-4 VPSA工艺的多种运行方式8-1-4 VPSA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， 可8塔运行，需要时（如检修或出现故障）也可自动无扰动地切换至7、6、5、4塔；当真空泵出现故障时还可转入8-1-4 PSA流程运行；这样就大大地提高了装置运行的可靠性。2.4 物料平衡表序号物料名称物料组成物料流量物料压力甲醇工业一级30911.07kg/h0.2MPa脱盐水17210.78kg/h0.2MPa工业氢气99.9%5120kg/h2.129、0MPa解吸气H2:30.63%，CO2:67.38%，CO:1.03%43001.85kg/h0.03MPa2.5 本流程技术特点：1)转化部分采用高效双功能催化剂，可实现转化与变换同时进行，大大地简化了流程。2)转化与变换同时进行，可充分利用转化的反应热，节省了能耗，消除了反应器的热点问题。3)装置水洗塔采用高效填料，水洗效果好；分液罐采用高效除沫器可保证转化气的分液效果。4)装置的操作弹性大，经工业应用证明操作弹性可达60-110%。5)先进的8塔VPSA氢提纯工艺具有流程简单可靠、吸附剂利用效率高、氢气回收率高、氢气单耗低的特点。6)本装置先进的PSA专用软件在某个吸附塔出现故障时，可130、自动将故障塔切除，转入四塔操作，进行在线故障处理，并且不影响处理，只是收率和处理量少量下降。这样大大地提高了装置运行的可靠性。3 公用工程消耗3.1 公用工程消耗指标序号项 目规格要求单 位消耗指标使用情况备 注1电220V 50HZKWh/h106连续照明、仪表用380V 50HZKWh/h1706连续计量泵用导热油炉等用380V 50HZKWh/h2944连续真空泵2循环水32 0.35MPat/h800连续冷却用3脱盐水32 0.2MPaKg/h43210连续原料用水（最大）4仪表风露点300管道采用中空壁缠绕管（PE）。 生活污水室外自流管道采用埋地排水用硬聚氯乙烯（PVC-U）双壁波131、纹管； 雨水管道、处理后污水管道直径大于300mm采用大口径中空壁缠绕管（PE），管道直径小于等于300mm采用埋地排水用硬聚氯乙烯（PVC-U）双壁波纹管GB/T18477-2001； 管道的连接 低压流体输送管道用螺旋缝埋弧焊钢管、无缝钢管采用焊接。 刚性承插接口灰口铸铁管采用承插式接口，石棉水泥捻口。 埋地排水用硬聚氯乙烯（PVC-U）双壁波纹管采用弹性密封圈承插连接；建筑排水硬聚氯乙烯管道采用胶接。 大口径中空壁缠绕管采用热熔连接。 管道防腐 所有埋地钢制管道均采用环氧煤沥青加强级防腐； 铸铁管到货后如无防腐层刷环氧煤沥青二道； 其它事宜执行石油化工给水排水管道设计规范SH3034-1132、999。3、设备选型 阀门选型消防水管道、循环水管道、生产给水管道阀门均根据使用压力选用蝶阀，其中，泄水阀、放空阀采用闸阀；生活给水管道阀门采用闸阀。 井类选型循环水阀门井采用院标“重结L-427”G矩形给水阀门井，其它给水阀门井采用国标圆形砖砌阀门井（S143-17-5）。含油污水排水井采用圆形钢筋砼排水检查井（02S515-22）；雨水井和生活污水井采用国标圆形砖砌井（02S515）。三、节水措施实行计划用水，提倡节约用水，对国家、企业、个人都有重要的经济意义。本项目节约用水体现在以下几个方面：1、生产工艺装置根据具体条件，采取一水多用，循环用水和改革工艺等措施降低用水消耗；如酸性水汽提净133、化水作为电脱盐等装置或设施的注水二次利用。2、生活设施所采用的卫生洁具均采用节水型。3、杜绝给排水管道系统中的跑、冒、滴、漏现象。4、提高循环冷却水的浓缩倍数，减少补水量和加药量。对蒸汽冷凝水进行回收。四、设计中采用的给排水标准1、建筑设计防火规范 （GBJ16-87）2001年版2、石油化工企业设计防火规范 （GB50160-92）1999年版3、室外排水设计规范 （GBJ14-87）1997年版4、室外给水设计规范 （GBJ13-86）1997年版5、工业循环水冷却设计规范 GB/T50102-20036、工业循环冷却水处理设计规范 GB50050-957、石油化工给水排水水质标准 （SH134、3099-2000）8、石油化工企业给水排水系统设计规范（SH3015-2003）9、石油化工企业循环水场设计规范 （SHJ16-90）10、石油化工污水处理设计规范 （SH3095-2000）11、石油化工给水排水管道设计规范 （SH3034-1999）12、低倍数泡沫灭火系统设计规范 (GB50151-92)（2000年版）第二节 电气与电信一、 供电1、电源方案 （1）供电要求根据本工程的情况，新建2套主生产装置为加氢装置、制氢装置以及相关的辅助设施和公用工程，工厂规模属中型石油化工联合企业，其工艺装置是加工处理易燃易爆危险介质的连续生产装置，在生产过程中的突然停电将导致人身和设备重大损135、伤及巨大经济损失，因而要求保持高度的生产连续性、安全可靠性和稳定性，其主要用电负荷均属一、二级负荷，因此，要求外供电源引自两个独立的电源点，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。（2）供电电源a.根据工艺及有关专业提供的生产装置、辅助生产装置及公用工程条件，总的用电负荷为12933kW，用电负荷计算见表7-2-1。b.根据工程用电负荷的需要，需在新建装置区内新建一座10kV变配电所，变配电所共需2回10kV电源供电。（3）供电电源的运行指标a.电压波动在额定电压5以内。b.频率波动在500.5Hz以内。2 、工程用电负荷统计工程用电负荷见表7-2-1。表7-2-1 工136、程各装置及辅助设施用电负荷表序号装 置名 称10kV动力380V动力照明小 计备注需要容量需要容量需要容量kWkWkWkW1加氢装置83202133.3106.672制氢装置0465053.33储运设施066653.34酸性水汽提装置018605硫磺回收装置026606碱液吸收装置010607氮氧化物净化装置013308污水处理场05925.339空压站、脱盐水站08005.3310消防泵房及泡沫站 17064805.3311控制室0267161210kV配电所0533.310.713道路照明0053.314小 计 10026.710816309211523、 供电方案（1）供电电压等级：a.137、 三相交流10kV:厂内中压配电电压b. 三相交流380V/220V：厂内低压配电电压c. 单相交流220V：照明等用电设备电压d. 单相交流36V：检修照明电压（2） 供电方案a. 10kV变配电所新建装置区设一个10kV变配电所，变配电所内设10kV配电室、高压电容补偿室、低压配电室、变压器室、电缆夹层、控制室及值班室，其供电范围为本项工程的全部高低压用电负荷。该变配电所10kV和0.38kV供电系统均采用单母线分段接线。 b. 无功补偿为了便于无功调节，在工程中主要采用高、低压无功补偿，主要措施为：10kV变配电所设10kV高压补偿装置各变电所380V低压侧设自动无功补偿装置补偿后的功率138、因数为0.92。c.事故应急电源生产单元变配电所受电均为双电源，当一回路电源失电，另一回电源自动投入，较重要的电动机等重要用电设备设有自起动装置。DCS系统设UPS供电，蓄电池后备时间为30分钟，重要场所的事故照明由专用直流电源装置供电。d.微机综合自动化系统在10kV变配电所设置微机监控及保护系统，把保护、控制、监测、计算、记录和制表综合起来。微机监控系统集中在10kV变配电所，变配电所将借助通讯线联网，可实现无人值班。继电保护采用数字式综合保护器，它具有多功能的保护（短路、接地等）并具备数字记忆功能。10kV、0.38kV的综合保护系统采用分散式。（3）配线方式主要采用高性能的阻燃电缆沿电139、缆桥架架空敷设，个别情况采用电缆直埋敷设方式，电缆桥架采用高强度大跨距耐腐蚀的铝合金桥架。（4）照明照明主要分为工作照明、事故照明和检修照明，照明电源与动力电源共用变压器，设置稳压、节能照明控制柜，并且有电量计量功能。（5）防雷、接地厂区位于多雷区，对具有爆炸和火灾危险环境及高大建构筑物需做防雷保护和接地，装置区内的塔、容器、管道、框架等需做防静电接地。接地设计包括工作接地、保护接地、防雷接地和防静电接地，上述接地采用共用接地网，接地电阻不大于1。4、主要电气设备根据地区的气候条件及设备运行的特定环境选择符合国家标准的电气设备。以确保装置电气运行的可靠性，安全性和先进性。（1）防爆电器爆炸危险140、区域内的电气设备按照国家标准选用防爆类型的产品，以确保操作运行的可靠安全性。（2）普通电气设备所有设备和材料应是国家批准用于规定的用途、环境和用法，并标明遵循的标准。a.中压配电装置（10kV）10kV为带真空断路器的户内型金属铠装开关柜。b. 电动机0.55132kV电动机：3相380V160kW及以上电动机：3相10kV一般电动机为鼠笼型感应电动机，大型低速的电动机采用无刷励磁的同步电动机。中压电动机应配备空间电加热器，低压电动机视现场条件决定是否配备，1000kW及以上的电动机应配备电阻式测温器RTD，装在轴承和绕组上。容量在2000kW及以上的电动机应配备差动保护的互感器、防涌流电容和141、避雷器，装在电机接线盒内。c. 低压配电装置（380V）380V动力中心及马达控制中心采用户内安装多层结构。5、节能措施（1）大容量低转速电动机采用同步电动机（2）采用高效节能低损耗电力变压器（3）采用变频调速器6、采用的新技术新设备（1）高低压配电系统均采用微机电力自动化系统，提高了电力自动化程度和管理水平，除新建10kV变配电所外，其它高低压变配电所均为无人值守。（2）采用具有微机监控保护装置的大容量、高分断能力的10kV、0.38kV配电柜，该设备在国内属于先进水平。（3）采用高强度高防腐的铝合金电缆桥架（4）采用变频调速装置，以便提高效率。7 、 建筑面积和占地 项 目名 称建筑面积（142、米2）占地（米2）新建10kV变配电所166015008 、电气设计采用的标准规范GB50034-2004 建筑照明设计标准GB50055-93 通用用电设备配电设计规范GB5005693 电热设备电力装置设计规范GB5005794（2000）建筑物防雷设计规范（局部修订条文）GB5005892 爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范GB50062-92 电力装置的继电保护和自动装置设计规范GB5016092（1999）石油化工企业设计防火规范GB5005295 供电系统设计规范GB5005992 35110kV变电所设计规范GB5005394 10千伏及以下变电所设计规范GB50054-95 低143、压配电设计规范CECS106：2000 铝合金电缆桥架技术规程SH30382000 石油化工企业生产装置电力技术技术规范9 、附表： 主要电气设备或材料规格表（包括电信）序号名称、型号、规格及技术条件单位数量备 注一、10kV变配电所及外线1全密封型电力变压器S10-M 8600kVA 10kV/0.4kV台42高压电容补偿装置10KV套23金属铠装中置式中压开关柜KYN28C-12台244抽屉式低压开关柜GCS台605直流电源装置GZD-20套16电力电缆ZR-YJV22-8.7/10kV-3x240mm2米20007控制电缆ZR-KVVp22-1kV-米40008电缆桥架吨409微机监控系144、统套110不间断电源装置（UPS） 40KVA套1二、电信部分1火灾报警控制器LD128套12防爆型无线对讲电话机套33电话线路HYAT-20X2X0.5米1500HYAT-10X2X0.5米30004防爆对讲呼叫系统套1二、 电信 本工程电信系统设有：自动电话系统、生产调度电话系统、直通电话、无线对讲电话、扩音对讲电话系统、火灾自动报警系统。1、自动电话系统自动电话分机主要设在控制室、值班室、等部门和地点。自动电话分机根据其用户性质和工作需要，设置为不同的呼叫等级。2、生产调度电话系统生产调度电话分机主要设在控制室、值班室等生产岗位。3、直通电话在需要直接、迅速电话联系的生产岗位之间设直通电145、话机。直通电话利用生产调度电话总机的热线功能实现。4、无线对讲电话为满足生产过程中移动性通信联络的需要，本厂采用防爆无线对讲电话机。无线对讲电话机属于使用场所不固定的通信设备，为保证安全生产，其防爆等级应适合全厂防爆要求最高的场所，本工程选用防爆等级为CT5的无线对讲电话机。无线对讲电话采用简单对讲形式。根据生产操作和生产管理的要求以及车间班组的组成方案，无线对讲电话配置成多个相互独立的对讲组。各组使用不同频率，互不相通。5、扩音对讲电话系统由于生产装置采用集中控制方案，为保障生产装置操作岗位之间的通信联络，并适应在高噪声环境中的通信要求，在生产装置区及中央控制室范围内设置扩音对讲电话系统。根146、据装置生产控制及管理的组合方案，扩音对讲电话系统相应地配置成多个独立系统。扩音对讲电话系统采用单对讲通道系统、分布放大方式。选用的系统具有较高的保真度，话机具有抗噪声性能，以适应室外环境尤其是高噪声场所。6、火灾自动报警系统为有效预防火灾，及时发现和通报火情，保障安全生产，本工程除采用行政电话专用号“119”报警外，还设置火灾自动报警系统。火灾自动报警系统由各类报警装置、集中报警控制器组成。在装置区火灾危险性较大或较重要的建筑物内设火灾探测器和消防手动报警按钮。报警控制器设在有人值班的控制室或值班室内。7、电信线路网电信线路网包括电话线路、扩音对讲电话系统线路和火灾自动报警系统线路，各系统的线147、路均各自独立组成网络。电话电缆配线主要采用交接配线方式。电信线路主干部分主要采用管道敷设和电缆桥架敷设方式，支线部分主要采用穿管沿工艺管架架空敷设和直埋敷设等方式。8、设计采用的主要标准和规范a) 工业企业通信设计规范（试行）（GBJ42-81）b) 石油化工企业生产装置电信设计规范（SHJ28-90）c) 工业电视系统工程设计规范（GBJ115-87）d) 有线电视系统工程技术规范（GB50200-94）e) 火灾自动报警系统设计规范（GB50116-98）f) 爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范（GB50058-92）g) 石油化工企业设计防火规范（2008年版）（GB50160-08）h148、) 建筑设计防火规范（2001年版）（GBJ16-87） i) 石油化工储运系统罐区设计规范（SH3007-1999）第三节 供热、供风一、设计依据及设计原则1、概述本工程需要新建一座空压站，用于本项目供风；项目的供热来源于工厂旁的发电厂的低压蒸汽。 2、设计依据 （1）相关资料表7-3-1 水质分析资料项目单位数值PH7-9浊度mg/l5.6溶解固形物(TDS)mg/l390-520盐mg/l390-520总硬度7.3碱度5.72氯离子mg/l46.44（2）设计规范及标准火力发电机组及蒸汽动力设备水汽水质 GB/T 12145-1999建筑设计防火规范 GB500162006石油化工企业设149、计防火规范 GB50160-2008锅炉房设计规范 GB50041-92蒸汽锅炉安全技术监察规程 劳部发（1996）276号文3、设计原则（1）本设计项目为常年运行的炼油化工装置，脱盐水站、空压站为炼油生产装置正常运行提供可靠的脱盐水、气源，脱盐水站及空压站设备应保证常年安全、平稳运行，为此应采用成熟可靠的技术，力求技术先进、安全、经济合理。（2）充分考虑现有的装置用汽量及现有供热设施，同时考虑新建装置的用汽量。（3）严格执行国家、地方及主管部门制定的环保和职业安全卫生设计规定和标准。二、供热1、供热方案选择（1）装置供热规模本工程的主要供热用户是：160万吨/年低聚物裂化精制装置、64000150、Nm3/h甲醇裂解制氢装置、酸性水处理单元及储运罐区等，主要用作于装置的汽提蒸汽、吹扫蒸汽和伴热蒸汽等。（2）供热方案根据全厂蒸汽负荷及供热的功能，需要从工厂附件的发电厂连接低压蒸汽供热管线，来满足项目供热需求。供热的蒸汽负荷约为106.67t/h,压力为1.0Mpa；蒸汽规格如下：a 低压蒸汽（LS）压力 1.0MPa（G）温度 温度250供应方式 管道b冷凝液压力 0.8 MPa（G）温度 90排出方式 管道2、脱盐水方案（1）脱盐水系统负荷装置脱盐水消耗量见表7-3-4。表7-3-4 脱盐水消耗量表序号单 元名 称脱盐水正常间断1制氢装置45.32加氢装置29.3 合计74.7（2）脱盐151、水系统规模根据装置脱盐水消耗量表，新建一座脱盐水站。考虑今后厂区的发展及脱盐水处理设备的效率下降，本脱盐水站规模定为80t/h，产品水质：总硬度：0mol/L；二氧化硅： 20g/L电导率：0.5s/cm。全厂脱盐水由脱盐水站统一提供。本工程采用反渗透与离子交换联合除盐系统，此系统可扩大除盐系统对水质的适应范围，提高系统出水水质，延长离子交换设备的运行周期，降低酸碱耗量，减少再生废液排放量。（3）工艺流程图原水混凝剂注入清洗水排放放多介质过滤滤清洗水排放放活性炭过滤滤阻垢剂注入入保安过滤高压水泵反渗透脱盐盐膜化学清洗洗除二氧化碳器浓水排放放鼓风机中间水池中间水泵酸定量箱混合离子交换柱再生泵喷射152、器中和水池碱定量箱纯水箱再生泵喷射器纯水泵进系统 （4）脱盐水系统消耗指标新鲜水 90.7 t/h电（380V） 106kw/h净化空气 106Nm3/h非净化空气 320Nm3/h（间断）盐酸（30%） 80t/a碱（30%） 133t/a 混凝剂 5.3t/a阻垢剂 6.13 t/a（5）占地及定员脱盐水站内设备少、操作简单、维修管理方便，故不设专职的操作人员，由公用工程单元操作人员兼管。三、供风1、压缩空气系统（1）装置压缩空气用量表7-3-6 全厂装置压缩空气用量表序号单元名称非净化空气Nm3/min净化空气Nm3/min最大正常最大正常连续间断连续间断连续间断连续间断1加氢装置21.153、313.32制氢装置013.33酸性水处理2.672.674硫磺回收2.672.675罐区2.675.36污水处理场2.675.37脱盐水站2.672.678管网损失02.679合计34.6748（2）供风方案根据全厂用风负荷表，按下述方法确定空压站的生产规模。以净化风的连续用量为基准，将间断用量乘以同时使用系数，故非净化风量为：60.6=3.6Nm3/min；净化风折算为非净化风量为：3.61.08=3.888Nm3/min。于是空压站的总耗气量为：3.6+3.888= 7.488Nm3/min。根据供风负荷情况，需要新增一台空压机，一套空气净化设备。拟设一套2700Nm3/h的净化空气装置154、。本方案投资小，运行灵活，管理方便。（3）压缩空气系统主要设备见表7-3-7。表7-3-7 压缩空气系统主要设备序号设备名称设备规格及型号单位数量备注1螺杆压缩机Q=70 Nm3/min台12干燥机Q=50Nm3/min台21用1备3油过滤器Q=50Nm3/min台 21用1备4粉尘精过滤器Q=50Nm3/min台 21用1备5净化风储罐V=21m3台1 （4）压缩空气系统公用工程消耗指标循环水 53t/h电 586KW新鲜水 2.67 t/h2、制氮系统（1）装置氮气用量见表7-3-8。表7-3-8 全厂各装置氮气用量表序号单元名称氮气Nm3/h(0.6MPa)氮气Nm3/h(0.6MPa)155、最大正常最大正常连续间断连续间断连续间断连续间断1加氢装置10672制氢装置5333酸性水装置53.3266.74其它53.35合计106.6266.71600（2）氮气供应方案根据装置氮气用量为间断用量的实际情况，新建一套1600 Nm3/h(0.6MPa)的氮气站。氮气规格如下：纯度 99.5 （vol）氧气 0.5% （vol）压力 0.60.7 Mpa(G)温度 环境温度供应方式 管道保证供应量 1600m3n/h3、燃料气系统燃料气设计为全厂一个独立管网，按单级压力控制，控制压力为0.5MPaG。介质为液化气。4、火炬系统全厂设地面放空火炬一架。按有关规定设置放空标志和灯光保护。第四156、节 采暖通风与空气调节1、本项目中装置控制室对室内环境参数：温度、湿度有着较高的要求，考虑设置分体式空调机满足使用要求，其他重要的办公室、值班室也考虑设置分体式空调机。为防止夏季设备散热导致的室内温度过高，变电所设置单冷分体式空调。2、本项目辅住用房：办公室、会议室、值班室、维修间、卫生间等可以用热水采暖系统进行采暖。3、本工程辅助用房：变电所需设置事故通风，其余房间不需机械通风，自然通风即可满足要求。4、设计中采用的标准：1）采暖通风与空气调节设计规范 (GB50019-2003)2）石油化工企业采暖通风与空气调节设计规范(SH3004-1999)3）石油化工采暖通风与空气调节设计图例 （S157、H/T3102-2000）第八章 辅助生产设施第一节 消防设施一、设计依据1、设计依据 、业主设计委托 、提供的有关基础资料。2、国家或地方的相关法规 中华人民共和国消防法； 企业事业单位专职消防队组织条例； 公安消防队值勤条令； 中国石油化工集团公司消防安全管理规定。3、相关的技术标准、规范 石油化工企业设计防火规范 GB50160-2008（2008年版）； 低倍数泡沫灭火系统设计规范 GB50151-92（2000年版）； 火灾自动报警系统设计规范 GB50116-98；建筑设计防火规范 GB500162006 建筑防雷设计规范 GB50057-94（2000年版）； 建筑灭火器配置设计158、规范 GB 50140-2005； 爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范GB50058-92； 石油化工采暖通风和空气调节设计规范SH3004-1999; 锅炉房设计规范 GB50041-92； 城市建筑消防站建设标准 建标1998207号； 工业企业设计卫生标准 GBZ1-2002； 石油化工企业职业安全卫生设计规范SH3047-93； 石油化工企业可燃气体检测报警设计规范SH3063-94； 石油化工项目可行性研究报告编制规定（1997年版）二、设计原则1、贯彻“预防为主，防消结合”的方针，严格执行国家有关的设计防火规范，采取可靠的防火措施，防止和减少火灾危害；2、严格执行国家各项抗灾防火行159、政法规，积极采用先进成熟的抗灾防火技术；3、消防设施根据工厂的规模、火灾危险性、固定消防设施的设置情况，以及邻近单位的消防协作条件等因素综合考虑确定。三、消防设施设置1、设计范围及原则（1）新建装置及其配套设施的消防。2、消防设施的设置（1）消防水量的确定厂区占地面积280 X 350m2，同一时间内的火灾处数按一处考虑，其消防用水量，按厂区内最大某处的一次灭火用水量确定。本工程新建160万吨/年低聚物裂化精制装置、64000N m3/时制氢装置，考虑厂区发展等因素，按新建装置要求，需新建1座消防站。消防用水量依照石油化工企业设计防火规范（2008年版）确定为300L/s，消防水储量2000m160、3。（2）消防给水系统全厂设稳高压消防给水系统，为厂区装置和罐区提供消防用水。厂区布置DN300、DN200环状消防给水管网，在消防水管道上布设SS150-16型地上式消火栓、装置区周围及内部设PSD50型消防水炮。消防水管网压力日常维持在0.8Mpa，火警时达到1.0 Mpa。a）消防水泵房消防泵房与给水处理场泵房合建，其它设备及构筑物见表8-1-1。表8-1-1 消防水泵房序号名称规格型号数量备注1消防水泵XBD10/100(流量100L/S，扬程100米)3两开一备2消防增压稳压设备XP10/225-45 (流量25L/S，扬程100米)13消防水罐2000 m32b) 消防储水c) 消161、防水管网沿装置及罐区周围设置环状的稳高压消防水管道，在消防水管道上布设公称直径150mm的地上式消火栓，用阀门将管道分成若干独立管段，每段消火栓的数量不超过5个。并根据规范需要设置固定式消防水炮。(3) 灭火系统a) 泡沫灭火系统新建泡沫站，其设备与构筑物见表8-1-2。表8-1-2 泡沫站设备与构筑物表序号名称规格型号数量备注1贮罐压力式泡沫比例混合装置PHZY80-100G12泡沫液灌装泵ZW40-15-3013消防泵房30000800060001罐区泡沫灭火系统设置方式：泡沫灭火系统以固定式泡沫灭火系统为主，个别采用半固定式泡沫灭火系统。b) 蒸汽灭火系统 工艺装置内适当部位设固定式或半162、固定式蒸汽灭火系统，灭火蒸汽管从装置内主蒸汽管线上方引出，蒸汽压力不大于0.6MPa。c) 灭火器设置在生产区内设置干粉型或泡沫型灭火器，在装置控制室、化验室等设置二氧化碳型灭火器。(4) 消防队根据中华人民共和国消防法和企业事业单位专职消防队组织条例的要求，本企业应设置消防站，建立企业专职消防队，专职消防队由本公司经理负责领导，日常工作由本单位安全技术部门管理，在业务上接受当地公安消防监督部门的指导。公司外部位于东营市XX县胜坨镇工业园，园区现有消防车队，厂址在该站消防保护范围内，可作为本工程消防依托。第二节 维修设施 对于设备及电修，可以设立维修站，负责本厂设备的大、中、小修；此外，如果需163、要，也可以采用外协方式，依托周围的企业进行必要的、无法自行维修的设备及电修大修。第三节 化验室一、设计原则 根据企业建设生产特点，该厂属于综合性化工企业，实验室的主要任务是承担工厂装置的原料、中间产品的质量控制分析及出厂产品的质量检验和分析。二、人员编制 为5人三、分析化验仪器添置仪器部分。序号名 称单位数量备注一环保仪器1BOD测定仪台12COD测定仪台13NOX测定仪台14烟气分析仪台15综合水质分析仪台16环境监测气象仪台17红外油分测定仪台18SO2自动测定仪台19CO自动测定仪台11020恒温箱台111生物显微镜台112容解氧测定仪台113携带式粉尘采样器台214水质采样器台215携164、带式大气采样器台216采样泵台117内托管0-30m/s(风速管)台118采样监测车台1小计台21小计台37二精密仪器1原子吸收分光光度计台22气相色谱仪台237210分光光度计台34PHS3B数字式精密酸度计台35DDS-11D数字式电导仪台26便携式可燃气体测报仪台27便携式氧含量测定仪台28离心沉淀机台29超声波清洗器台210气流干燥器台211数字式湿度计台2小计台24三天平1MC210S电子微量天平 称量210g 精度0.01mg台22GP3100S-G电子天平 称量3100g 精度0.01g台33FA2004电子分析天平 称量200g 精度0.1mg台24药物架盘天平 HC-TP11165、-5台2小计台9第四节 其他辅助生产设施 公司厂内根据实际情况设置职工宿舍、食堂、医疗站等辅助生活卫生设施。也可以部分外围。 第九章 能耗分析及节能措施第一节 概述节约能源是我国的国策。我国是一个能源生产大国，同时又是一个能耗大国。我国各个行业和部门能源的消耗、产出比大大落后于发达国家，节约能源已成为我国经济持续健康发展的关键措施之一。也是全面建设小康社会，构建和谐社会的重要战略措施之一。党中央、国务院非常重视节能工作。国家“十一五”规划对节能工作提出了明确的目标。所以，每个项目的节能工作都应切实抓好。本项目属工业建设项目，耗能指标均采用国家有关规范、规定，其能耗严格控制在规定范围内。为贯彻国166、家有关法律法规和方针政策，改善公共建筑的室内环境，提高能源利用效率，本工程从建筑设计、围护结构、设备选型的选择等方面采取了一定的节能措施。第二节 编制依据2.1 用能标准及节能规范1) 中华人民共和国节约能源法（2008年）2) 中华人民共和国清洁生产促进法（2003年）3) 重点用能单位节能管理办法（1999年）4) 节约用电管理办法（2001年）5) 企业供配电系统节能监测方法（GB/T 16664-1996）6) 国家六部委关于加强工业节水工作的意见7) 山东省节约能源条例（1997年）8) 山东省资源综合利用条例（2001年）9) 山东省节能监察办法（2005年）10) 1国务院关于加167、强节能工作的决定（国发200628号）11) 国务院关于加快发展循环经济的若干意见（国发200522号）12) 国务院关于印发节能减排综合性工作方案的通知（国发200715号）13) 促进产业结构调整暂行规定的决定（国发200540号）2.2 指导性文件1） 国务院办公厅关于开展资源节约活动的通知国办发200430号2） 国家发改委、国家经贸委、建设部关于固定资产投资工程项目可行性研究报告“节能篇（章）”编制及评估的规定3） 国家发改委关于印发固定资产投资项目节能评估和审查指南（2006）的通知（发改环资200721号）4） 关于建立单位GDP能耗等相关指标报送制度和修订能源统计报表制度的通知168、5） 山东省人民政府办公厅关于切实做好固定资产投资项目节能评估审查工作的通知（鲁政办发200742号）2.3 国家行业标准及规范1） 中国节能技术政策大纲（2006年）2） 中国节水技术政策大纲（国家发展改革委、科技部、水利部、建设部、农业部2005第17号）3） 用能单位能源计量器具配备和管理导则GB 17167-20064） 综合能耗计算通则GB/T 2589-20085） 单位产品能源消耗限额编制通则GB 12723-20086） 节能中长期专项规划（发改环资20042505号）7） 评价企业合理用电技术导则GB/T 3485-19988） 采暖通风与空气调节设计规范GB 50019-2169、0039） 建筑照明设计标准GB 50034-200410） 建筑采光设计标准GB 50033-200111） 动力机器基础设计规范GB 50040-199612） 低压配电设计规范GB/T 50054-199513） 供配电系统设计规范GB/T 50052-199514） 电力工程电缆设计规范GB 50217-200715） 通用用电设备配电设计规范GB 50055-199316） 工业金属管道设计规范GB 50316-2000（2008版）17） 工业设备及管道绝热工程设计规范GB 50264-199718） 建筑给水排水设计规范GB 50015-200319） 工业企业能源管理导则GB/170、T 15587-200820） 三相配电变压器能效限定值及节能评价值GB 20052-200621） 石油库设计规范GB50074-200222） 爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范GB50058-199223） 化工企业爆炸和火灾危险环境电力设计规程HG20687-198924） 石油化工储运系统罐区设计规范SH3007-199925） 石油化工企业储运系统泵房设计规范SH/T3014-200226） 石油化工企业生产装置电信设计规范SHJ28-199027） 石油化工企业设计防火规范GB 50160-200828） 石油化工企业可燃气体和有毒气体检测报警设计规范（附条文说明）SH3063-171、199929） 十一五国民经济规划：明确“十一五期间GDP能耗下降20%左右”的约束性节能目标第三节 耗能分析本项目需要的能源主要为水、电、煤、蒸汽。其主要耗量如下表：主要能源和耗能工质品种及年需求量表序号内容单位数据能源折算系数标准煤（吨/年）1用电量万kwh/年17049.60.1229(kgce/kwh)20953.952用水量t/年85.30.0857(kgce/t)73.123蒸汽量t/年5120000.1286(kgce/kg)65843.24用天然气量M3n/年416426661.17098(kgce/ M3n)48762.88合计135633.17第四节 节能效果分析该项目完成172、后，年实现产值928165万元。万元产值耗能135633.179281650.146（吨标准煤/万元）该项目万元产值耗标准煤0.146吨，我国节能目标是：中国万元国内生产总值能耗将由2005年的1.22吨标准煤下降到1吨标准煤以下，降低20%左右。该项目由于产品档次高、附加值高，能耗水平低，已达到该目标要求。第五节 项目节能措施该项目主要用能是水、电、煤、蒸汽。结合项目建设实际，采取节能措施，可降低产品成本，增加企业效益。该项目主要节能措施如下：1、生产工艺和节能设备（1）该项目结合材料供应、工艺操作条件等各种因素制定，工艺过程先进，从根本上避免了能源的不必要浪费，达到了节能目的。（2）合理地173、选用节能设备，在电气设计中选用高效节能型灯具，所有生产设备均选用机电部规定的节能型产品。（3）在工艺装置设计中，凡是载荷变化较大的设备，都采用节能设备调节输出功率，使设备处于最佳运行状态和节能状态。2、节电根据负荷容量、用电设备特点、供电距离及分布等因素合理设计供配电系统，尽量做到系统简单可靠、操作方便。变配电所应尽量靠近负荷中心，以缩短配电半径，减少线路损耗。合理选择变压器的容量和台数，实现经济运行，减少由于轻载运行造成的不必要电能损耗。 （1）合理使用变压器根据生产企业的用电特点选择较为灵活的结线方式，并能随变压器的负载率及时进行负荷调整，以确保变压器运行在最佳负载状态。采用节能型及容量与电力负荷相适应的变压器，使变压器在使用期内预留适当的余量，变压器最经济节能运行的负载率一般在90%95%之间。（2）减少线路损耗1）尽量选用电阻率较小的导线，如铜芯导线较佳，铝线次之。2）尽可能减少导线长度，在设计中线路应尽量走直线少走弯路，另外在低压配电中尽可能不走或少走回头路。3、建筑节能按照建筑节能设计要求，为降低建筑物的能