1、石化公司大型混合芳烃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月石化公司大型混合芳烃及配套工程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599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 项目概述11.1 项目名称及建设地点11.2 企业概况及项目背景11.3 项目建设的有利条件31.4 主要建设内容412、.5 研究结论52 市场分析92.1 重油市场分析92.2 成品油市场分析153 原料、产品方案及总工艺流程303.1 加工规模及原料性质303.2 产品规格303.3 总工艺流程333.4 全厂燃料平衡383.5 全厂氢平衡383.6 全厂硫平衡394.工艺装置404.1 渣油脱蜡404.2 延迟焦化装置604.3 加氢裂化装置1044.4 连续重整装置1404.5 芳烃抽提装置1734.6 混合芳烃加氢装置1884.7 4万标立/小时制氢装置2144.8 3万标立/小时制氢装置2414.9 PSA装置2674.10 硫磺回收联合装置2824.11 产品精制装置3215总图运输、储运及土建33、385.1 总图运输3385.2 储运3505.3 建筑结构3576 自动控制与信息技术3686.1概述3686.2 控制系统及仪表选型3686.3 储运系统自动控制方案3736.4 中心控制室和现场仪表机柜间3746.5 信息化建设3757 公用工程及辅助生产设施3787.1给排水3787.2 供电及电信3957.3 供热、供风及供氮4067.4 采暖、通风及空调4177.5维修设施4227.6 中心化验室及环保监测站4228 节能节水4258.1 节能4258.2节水4289 环境保护4329.1自然环境现状4329.2 社会环境现状4349.3环境质量现状4359.4.环境保护设计依据和4、原则4359.5 执行的环保标准4369.6主要污染源和主要污染物4369.7拟采取的主要环保措施4399.8 绿化4429.9 环境管理及环境监测4429.10 环保设施投资估算4439.11 环境影响分析44310 职业安全卫士44410.1劳动安全卫生设计原则44410.2设计依据和设计标准44410.3劳动安全卫生危害因素及后果分析44610.4采用的主要安全设施和措施45710.5安全管理机构的设置及人员配备46110.6安全卫生设施投资估算46210.7预期效果46211 消防46311.1 消防设计原则46311.2设计原则46311.3设计范围46311.4消防设计46412 5、企业组织机构与定员及项目实施计划47312.1 企业组织机构与定员47312.2 项目实施计划47413 投资估算和技术经济评价47513.1投资估算依据的主要文件47513.2 投资估算范围47513.3 投资估算办法47513.4 总投资估算及资金筹措48214 投资估算和技术经济评价48414.1 财务评价依据48414.2 价格体系48414.3成本费用估算主要参数和数据48414.4 营业收入及营业税金估算48514.5 财务分析48514.6财务评价结果487附图：附图1： xx石化有限责任公司大型混合芳烃及配套工程项目总工艺流程附图2： xx石化有限责任公司大型混合芳烃及配套工程6、项目区域位置图附图3： xx石化有限责任公司大型混合芳烃及配套工程项目总平面布置图1 项目概述1.1 项目名称及建设地点1）项目名称：xx石化有限责任公司大型混合芳烃及配套工程项目2）建设地点：山东省东营市xx经济开发区3）项目内容：xx石化有限责任公司大型混合芳烃及配套工程项目工程范围包括：新建工艺装置及相配套的总图、储运、公用工程等工程内容。1.2 企业概况及项目背景1） 企业概况xx石化有限责任公司于2012年2月成立。由中石化集团与山东石大科技集团公司、东营华联石油化工厂有限公司、山东万通石油化工集团有限公司等五家地方炼化企业合资组建成立的炼化一体化企业。2） 项目背景项目位于xx经济7、开发区，xx经济开发区是2006年4月份经山东省人民政府批准设立的省级经济开发区，是黄河三角洲高效生态经济区建设的龙头和优先发展区，是山东半岛蓝色经济区的重要组成部分，是东营市委、市政府举全市之力重点突破的区域。规划控制面积232平方公里，可持续发展面积466平方公里，主要发展生态化工、清洁能源、现代物流、船舶配件制造四大产业。xx经济开发区依托xx规划建设，xx是国家一类开放口岸，是国务院确定的黄河三角洲区域中心港，是黄河三角洲对外开放的桥头堡和鲁晋冀地区的最佳出海通道。东营市自然条件优越，区位优势明显，具有优良港口条件和码头优势，又具有非常良好的投资环境和发展化学工业的巨大潜力。东营经济技8、术开发区优越的地理位置为化工的发展提供了市场保证。山东省化工、建材、塑料加工、家电、电子、纺织等产业较为发达，由于经济发展速度较快，山东石化工业还不能很好地与相关行业的发展速度相适应，化工产品自给率还相当低，这为发展石化深加工产品、精细化工产品提供了广阔的市场空间。 xx石化有限责任公司以建设“技术高端、产品多元、效益最优、行业领先”的石化企业为目标，以“整合地炼、淘汰落后、上大压小、化工路线”的产业规划为导向，旨在进一步促进东营市石化产业转型升级。石油化工是保持国民经济的支柱产业。随着我国国民经济平稳较快增长，石油化工产业也需要保持平稳增长。为此，2009年5月19日国务院办公厅下发石化产业9、调整和振兴规划。“规划”明确指出，要按照保增长、扩内需、调结构的总体要求，稳定石化产品市场，保持产业平稳增长；依托大型企业和产业基地，按照炼化一体化、园区化、集约化、产业联合的发展模式，优化产业布局；加快产业结构调整和升级，不断增强竞争力，进一步增强石化产业的支柱地位。“规划”的出台，为我国石化产业迎来了难得的发展机遇。联合石化项目以市场为导向，以经济效益为中心，依托xx一切有利条件，充分利用当地已有的公用工程、基础设施的能力以及周边企业的力量进行整体优化。依靠科技进步，坚持科研、设计、生产紧密结合的原则，采用技术先进，生产可靠，和环境友好的工艺技术，确保装置在技术上的先进性、经济上的合理性和10、操作上的可靠性，使全厂各项技术经济指标达到或接近国际先进水平。目前全国有多家企业在建百万吨级以上规模PTA项目，并且有多套PTA项目在筹建中，而这些PTA项目所需要的对二甲苯都需要进口。国家产业政策鼓励对二甲苯（PX）产能自给自足，在工信部提出的石化和化学工业“十二五”发展规划中，明确提出坚持基地化、一体化、园区化、集约化发展模式，乙烯、芳烃布局应坚持炼化一体化，降低成本，提高竞争力。对二甲苯生产的主要原料为甲苯、C8芳烃以及重芳烃等芳烃原料，本项目可生产苯12.26万吨/年，甲苯20.54万吨/年，混合芳烃71.35万吨/年，重芳烃174万吨/年，为今后东营地区和国内芳烃工厂及PTA企业提供11、了强有力的资源支持。 本项目产品中的甲苯、混合芳烃以及部分重芳烃是生产对二甲苯原料，而对二甲苯可进一步生产PTA，PTA是生产聚酯的原料，国内聚酯生产厂家40%左右的企业靠进口PTA生产，东营及山东作为全国重要的纺织基地，如果有了充分的PTA资源，将为东营市建设世界级规模的聚酯工厂提供可靠条件。 本项目可生产苯12.26万吨/年，甲苯20.54万吨/年，混合芳烃71.35万吨/年，重芳烃174万吨/年，为山东省发展以芳烃为原料的石化产品提供了丰富的资源；对调整山东省化工的产品结构将产生巨大的推动和拉动作用。芳烃项目产生的苯、混合芳烃、重芳烃等，构成了一个完整的石化基地的基础，可以进一步加工生产12、系列芳烃产品、聚酯、塑料、橡胶等新型材料。 xx石化大型混合芳烃及配套工程项目对调整东营市产业结构，拉动相关产业的发展，将产生巨大影响。1.3 项目建设的有利条件xx具有优越的地理位置，便利的公路和水运条件，以及优惠的投资政策和环境及配套设施，特别是东营市政府和xx管委会对建设石化产业多年来的不懈努力，均为项目的建设提供了优越的条件。1）区位优势。项目位于山东省东营市xx经济开发区，该区域是黄河三角洲高效生态经济区发展规划确定的黄河三角洲开发建设的龙头和优先发展区，是全国第十三个也是黄河三角洲地区唯一的国家级石油化工产业区，是山东半岛蓝色经济区的重要组成部分，是东营市委、市政府确定的“四大主体13、产业区”之一。xx是国家一类开放口岸，是国家规划确定的黄河三角洲区域中心港，是黄河三角洲对外开放的桥头堡。一期扩建的7020米引桥和2个3万吨级码头及2个5万吨级液体化工码头已投入使用， 2个2万吨级液体化工码头正在建设。北距天津海港80里，东距龙口港72海里，与大连隔海相距122海里，是东北经济区与中原经济区、山东半岛和京津唐地区交通通道的中心控制点。2）资源优势。一是环境空间容量大，适宜发展各类临港产业，特别是石油化工产业。二是具有丰富的资源优势。淡水资源丰富，全区可利用淡水资源总量1.17亿立方米，可支撑大规模开发建设和产业发展的需要。三是具有充足的土地空间优势。规划范围内全部为尚未开垦14、的国有荒碱地，成方连片，没有耕地，不涉及“三农”。3）与中石化合作互补优势。为充分利用重整芳烃中丰富的芳烃资源，最大限度地生产高附加值的产品。如中石化公司与联合石化合作延伸下游芳烃项目可带来原料、技术互补优势，以增加企业抵御市场风险的能力和创造更好的经济效益。4）常压渣油走芳烃路线的技术优势。本项目通过市场采购获得的常压渣油的芳烃潜含量非常高，蜡油的芳烃潜含量也很高，比较适合走芳烃路线。420万吨/年渣油脱蜡装置配套了230万吨/年延迟焦化装置，产生了12万吨焦化干气，焦化干气里面含有丰富的氢资源，如果将部分干气作燃料气，在炼油厂来说是极大的浪费。将这部分氢资源取出来，一方面可以充分利用氢资源15、，另一方面可以极大地提高轻油收益。蜡油加氢裂化生产的重石脑油又是连续重整的优质原料，从而生产出了200余万吨的芳烃产品，为本地区及周边地区的芳烃项目奠定了原料基础。5）人力资源优势联合石化原有主体单位拥有在炼油化工行业锻炼多年、素质过硬的技术、管理人才队伍，这些人员在公司的关键岗位上发挥着重要的作用，是今后联合石化寻求大发展的关键因素。xx经济开发区突出的区位优势，丰富的石油资源，便利的交通，以及在石化行业领域的丰厚底蕴成为该项目立足东营的优势所在。1.4 主要建设内容xx石化大型混合芳烃及配套工程项目工程新建渣油脱蜡装置、延迟焦化装置、加氢裂化装置、混合芳烃加氢装置、连续重整、芳烃抽提、PS16、A、制氢、硫磺回收（含干气液化气脱硫和液化气脱硫醇、溶剂再生和酸性水汽提）装置和中心控制室。总图运输和油品储运设施配套，以及公用工程和辅助生产设施配套等。主项及设计分工详见表1.4-1。表1.4-1 主项表及设计分工一览表序号装置(单元)名称单元号说明设计单位1工艺装置 1.1420万吨/年渣油脱蜡装置02011.2230万吨/年延迟焦化装置02041.3150万吨/年混合芳烃加氢装置02151.44+3万标立/小时制氢装置02131.5产品精制02341.63万吨/年硫磺回收装置0256包括：溶剂再生、酸性水汽提、硫磺回收。1.7240万吨/年加氢裂化装置02031.8140万吨/年连续重整17、装置02111.955万吨/年芳烃抽提装置02121.106万标立/小时氢提纯装置02142总图运输2.1工厂总平面0101包括：厂区围墙、大门、守卫室、停车场及绿化。2.2工厂竖向、道路及排雨水01022.3管线综合01032.4全厂性仓库01103储运设施3.1重油罐区及泵房03013.2中间原料罐区及泵房03023.3成品油罐区及泵房03033.4成品油公路出厂设施0311含接卸设施3.5火炬设施03203.6可燃气体回收设施03213.7全厂工艺及热力管网0326含：液化气汽化设施3.8轻、重污油罐区03394给排水4.1污水处理场05014.2循环水场05024.3厂内给排水管网0518、074.4泡沫站05134.5生产给水及消防水加压站05154.6雨水监控及事故水防控储存设施05175供电5.1总变配电所06015.2厂区供电及照明06025.3全厂电信06035.4区域变配电所0607根据数量增加6供热及供风6.1压缩空气及制氮站07126.2脱盐水及除氧水站07136.3余热回收站07156.4凝结水站07177管理区及辅助生产设施7.1中心化验室及环保监测站07017.2信息及通讯中心07037.3综合维修（含机、电、仪修）07047.4消防站及气防站07057.5全厂中心控制室07107.6现场机柜间0719根据数量增加1.5 研究结论 加工重油及产品方案本项目重19、油加工规模按420万吨/年考虑，拟加工通过市场采购获得的常压渣油，以生产满足市场需求的苯、甲苯、混合芳烃及重芳烃等芳烃为主要产品，并副产液化气、硫磺、化工轻油及石油焦产品。 主要建设内容本项目建设内容包括新建工艺装置，以及配套的总图储运、公用工程及辅助生产设施，详见表1.4-1。工艺技术路线本项目加工原料为常压渣油，主要产品为化工轻油、苯、甲苯、混合芳烃及重芳烃等化工原料。经过方案研究，本项目总加工流程拟采用延迟焦化加氢裂化方案加工重油，加氢裂化按多产重石脑油工艺为连续重整装置提供原料生产芳烃产品。 主要技术经济指标本项目主要经济指标见表1.5-1。表1.5-1主要技术经济指标序号指标名称单位20、数量备注原料万吨/年1常压渣油419.88合计419.88产品万吨/年1液化气8.382化工轻油44.093苯12.264甲苯20.545混合芳烃71.356重芳烃174.007石油焦52.298硫磺2.07合计395.77炼厂自用燃料万吨/年1自产燃料气13.402补充液化气10.793HC尾油1.124制氢尾气9.47合计34.77损失万吨/年0.13外购公用工程1新鲜水万吨/年124.82电万kwh/年52579.83蒸汽，3.5MPa万吨/年153.6364蒸汽，1.0MPa万吨/年39.648VI综合指标1商品总量万吨/年395.772综合商品率91.693轻油收率71.854加工损21、失率%0.035占地公顷117.256新增定员人722VII主要经济指标1总投资万元10430042建设投资万元8952893税后利润万元1443364财务内部收益率（税后）%17.75投资回收期（税后）年7.64 研究结论a)本项目的建设满足山东省、东营市两级十二五规划发展及相关产业规划的要求，符合我国石油化工发展的需求。b)本项目重油资源有保障，产品满足市场需求，项目建设满足xx石化发展战略的要求。c)本项目建成后，可生产芳烃产品包括苯、甲苯、混合芳烃、重芳烃等共计278.15万吨/年，能够满足市场对芳烃产品的需求。d) 本项目采用的工艺技术成熟、先进、可靠。由于技术先进和规模化，本项目完22、成后，各项技术经济指标较先进。e) 本项目采用了环境友好工艺，执行了环保规定，采取了有效的环保措施，降低了污染物排放量和排放浓度，能满足当地环保要求。f）项目考虑了生产过程中的危险因素，并按照有关规定采取了有效措施，可以作到安全生产。g) 本项目总投资1043004元，其中建设投资895289万元，建设期借款利息60750万元，流动资金86965万元。项目建成投产后年均可实现净利润144336万元，税后财务内部收益率为17.70%，各项经济指标均好于行业基准值，有较好的经济效益，在经济上是可行的。h)项目的建设，能够带动相关产业的发展，有利于带动地方经济发展，促进劳动就业，利于建设和谐社会。综23、上所述，该项目采用的技术先进可靠，有较好的经济效益和社会效益，对当地的经济发展将会起到重要的促进作用，建议尽快推动建设，早日取得效益。2 市场分析本项目原料为通过市场采购的常压渣油，主要产品种类包括化工轻油、苯、甲苯、混合芳烃、重芳烃、硫磺等产品。2.1 重油市场分析世界重油供求状况分析和预测1、世界重油供应现状及预测2010年世界炼油产业集中度继续保持较高水平。以埃克森美孚、英荷壳牌公司为首的世界炼油能力前25位的公司，占世界总炼油能力的59.8%，比1997年的49.3%提高了10.5%。世界规模在2000万吨/年以上的炼厂数量达21座，比1997年的11座增加了10座。2010年世界重油24、加工总量为388180万吨，重油产量为59814万吨，重油自用率为15%，可商品化量为50842万吨，预计2011年重油加工总量可达到395944万吨，重油产量为60293万吨，重油自用率维持在15%，可商品化量为51249万吨；到2015年重油加工总量可达到428582万吨，重油产量为62245万吨，随着来炼厂LPG和石油焦等替代产品用量的增加，重油自用率将降为12%，可商品化量为54776万吨。20072010年世界重油生产情况及预测详见表2.1-1。表2.1-1 20072010世界重油生产情况及预测 单位：万吨年份重油加工量产量可商品化量20073695026000551004 20025、83771585998650988 20093832576148952266 20103881805981450842 20113959446029351249 2015E4285826224554776 注：1、数据来源于WP和中国化工信息中心；2、“E”表示预测，下同。2、世界需求状况分析及预测2010年世界重油消费量为58040万吨，较2009年56679万吨，增长了2.4%其中主要消费地区为亚洲，消费量为20924万吨，占世界消费总量的36.1%，其次为中东，消费量为9969万吨，占总消费量的17.2%，西欧地区消费量呈下降趋势，北美地区略有增长。预计未来世界主要增长点将来自其他一些新26、兴国家和地区，主要包括南美洲和非洲，亚洲和中东也将会成为重要消费增长区域。20072010年世界重油消费状况及预测详见表2. 1-2。表2. 1-2 20072015年世界各地区重油消费状况及预测 单位：万吨地区2007年2008年2009年2010年2011年2015年1015增长率/%北美洲6755599962166491661471321.9西欧992594349554958594328842-1.6中东862390039256996910348120133.8亚洲1993119398196592092421489239052.7其他国家和地区997711369119941107111527、50134554.0总计5521155203566795804059433653472.4注：数据来源于WP。3、世界供需平衡现状分析及预测2010年北美的重油产量为5862万吨，消费量为6491万吨。近年来随着该地区重油产量的减少，消费量的升高，仍需一部分的进口来满足供需缺口；西欧的重油产量为9552万吨，消费量为9585万吨，近年来进出口保持相对平稳，每年有400万吨左右的净出口量。目前该地区重油产量呈下降趋势，消费量趋于稳定；中东地区的重油产量为9324万吨，消费量为9969万吨，近年来随着中东地区产量的大幅提高，消费量呈逐年上升趋势。2007年以来该地区进出口一直保持平稳，每年有20028、万吨左右的净出口量；亚洲地区重油产量为14357万吨，净进口量为4890万吨，消费量为20924万吨，成为全世界消费量最大的地区，每年需要大量进口重油来满足需求缺口。未来几年内，亚洲地区重油需求仍将存在巨大的缺口，新加坡作为国际石油贸易及石油中转的一个中心，还将会有较大量的重油转口；南美洲和非洲地区较世界其他地区消费量较小。2010年两地区重油产量分别为6325万吨和3628万吨，消费量为4938万吨和3094万吨。目前这两个地区的重油除了一部分满足本地区需要，大部分作为出口。委内瑞拉每年有大量的重油出口到世界各地区，非洲的重油出口主要集中在北非一带产油国家。20072010年世界各地区重油供29、需平衡情况详见表2. 1-3。表2. 1-3 20072010年世界各地区重油供需平衡情况 单位：万吨 地区年份产量进口量出口量表观消费量产量与表观消费量比率/%2007651525582437675596.45 北美洲2008599825442377599999.98 2009603624292480621697.10 2010586225862408649190.31 200710457569360779925105.36 西欧20089771561361379434103.57 20099892557858319554103.54 2010955255965985958599.66 2030、078900258028328623103.21 中东20089187258428369003102.04 20099563262028239256103.32 2010932426022830996993.53 200714806943746701993174.29 亚洲200814500957246821939874.75 200914817959646231965975.37 201014357958446522092468.61 南美洲20106325145434244938128.09 非洲2010362835912393094117.26 注：数据来源于WP。 2010年世界重油加31、工量约为38.8亿吨， 随着世界经济的逐渐复苏，对重油需求量增长，未来重油加工量继续呈增长趋势，预计2015年世界重油加工量可达到42.8亿吨，重油产量也将从2010年的5.98亿吨增加到2015年的6.22亿吨。预计未来亚洲仍将是世界重油需求量最大的区域，中国和印度作为世界上最大的两个发展中国家将会是世界上重油消费量增长最快的国家，预计2015年亚洲重油产量可达1.48亿吨，消费量将增长到2.39亿吨。中东地区未来重油消费也将呈增长态势，预计至2015年重油产量和消费量均出现增长，分别为9946万吨和12013万吨。 中国重油供需状况分析和预测1、国内重油供应情况及预测我国重油主要由中国石化32、和中国石油两大集团下属的炼油厂生产，其产量约占国内重油生产总量的70%，地方炼厂也有少量生产。近年来随着中国石化、中国石油两大集团重油收率的大幅下降，国内重油收率已由1992年的26.2%下降至2010年的5.7%。国产重油的产量呈下降趋势，其主要原因是炼油厂为提高柴轻芳烃等轻油的收率而增加了加工进口轻质重油的比例，使得重质油品收率下降。此外，由于长期以来炼油厂能力过剩，重油加工量一直受到限制，促进了我国重油深加工技术的发展。当前，扩大重油深度加工能力，直馏渣油尽可能供二次加工装置已成为各大炼厂挖潜增效的重要途径，采取了如渣油催化裂化和渣油加氢裂化等方式生产轻质油品。至2009年底国内重油产量33、呈逐年减少趋势，2009年重油产量仅为2153万吨，为近年来最低产量。2010 年国内新增重油加工能力9000万吨/年，淘汰落后产能2000万吨/年，由于重油加工能力的释放，2010年重油产量大幅回升为2403万吨，同比增长了11.6%，但这一增长幅度低于重油加工量的增长幅度13.4%。中国重油生产情况详见表2. 1-4。表2. 1-4 20072010年中国重油生产情况 单位：万吨项目2007年2008年2009年2010年重油加工量32679347183728742287生产量2625 2606 2153 2403 收率/%8.07.55.85.7注：数据来源于中国化工信息中心。国内产重油34、除一部分炼厂自用外，其余均为商品重油对外销售。重油作为自用燃料主要用于炼厂的供热、发电等辅助设施，但随着炼厂锅炉改烧LPG、石油焦等替代品的用量增加以及干气发电的技术广泛应用，重油的自用量已从1999年的650万吨逐年下降到现在的300万吨左右，约占总产量的12%，商品量约占总产量的88%。2010年国内重油可商品化量为2115万吨，主要由中石化、中石油下属各炼厂生产提供，其中中石化可商品化量约为938万吨，中石油可商品化量约为542万吨。近几年，由于国产重油数量下降至2400万吨左右且质量较差，而缺少能源的沿海地区经济发展较快，对于重油需求不断上升，供应缺口不断加大，造成我国重油进口依存度居35、高不下。目前重油已成为除重油以外进口量最大的石油产品。2010年我国进口重油2301万吨，较2009年2400万吨下降了4.1%，进口重油包括57号燃料油、其他燃料油和其他重油及其制品，其中高硫燃料油大约占80%，中低硫燃料油大约占20%。从进口来源地来看，我国重油进口主要来自周边国家和地区。2010年进口量最大的为新加坡，进口量433万吨，其次为委内瑞拉，进口量为422万吨，马来西亚以进口量413万吨排名第三。近几年，由于俄罗斯燃料油质优价廉，进口量在不断攀升。2、国内需求情况及预测2010年我国重油消费量为3715万吨，消费区域主要集中在华东和华南。华东地区占到全国消费总量的70%80%，36、华南占15%18%，其余地区占10%左右。重油消费领域包括船舶用油、加工原料、电厂发电、工业用油和石化企业燃料等，其中船用燃料油是重油最大的消费领域，消费量为1600万吨，占总消费量的43.1%；其次为加工原料，消费量为1250万吨，占总消费量的33.6%；石化企业燃料消费了455万吨，占总消费量的12.2%；工业用油主要应用于冶金、建材等行业，受替代品的威胁消费量大幅下滑为210万吨左右，占总消费量的5.7%；受国家政策影响，电力行业消费大幅减少，消费量不到200万吨，约占总消费量的5.4%。近年来，国内重油消费结构发生了重大变化，受国家节能减排政策影响，传统的电厂用油大量萎缩，工业及石化企37、业用油受天然气、LPG、煤焦油以及石油焦等产品的替代呈现下滑态势，而地炼用油在产能扩张行动后出现小幅上涨现象，以船用油为代表的交通运输用油随着外贸的增长则不断上升。预计2011年我国重油消费市场将维持疲软态势，电厂发电用油及工业用油量进一步萎缩，仅为80万吨和100万吨，石化企业燃料用油或将下降到420万吨，而炼厂用油和船舶用油将会继续上涨，或将达到1300万吨和1650万吨；至2015年电厂发电用油和工业用油将会退出消费市场，石化企业燃料用量将进一步减少至250万吨，国内重油消费领域将主要集中在原料加工与船舶用油，用油量分别为1400万吨和1750万吨。详见表2.1-5。表2. 1-5 2038、092015年中国各领域重油消费状况及预测 单位：万吨年份2009201020112015E电厂发电490200800工业用油3052101000石化企业燃料396455420250加工原料1100125013001400船舶用油1400160016501750总计3691371535503400注：1、数据来源于中国化工信息中心；2、石化企业燃料含炼厂自用量。3、国内供需平衡分析及预测2010年国内重油表观消费量为3715万吨，与2009年3691万吨基本持平。在国内重油需求稳定的情况下，重油进口量和国内重油产量存在此消彼长的关系。2010年国内新增产能的释放促使重油产量同比上涨了11.6%39、，产能的增加一定程度上削弱了对重油进口的需求，进口量同上年比减少了99万吨，而受保税船供油业务增长的影响，出口量连年提升，2010年已达到990万吨。2010年国内重油对外依存度较2009年下降了6.35个百分点，但依存度仍旧高居不下。目前，进口的重油一半以上为地方炼厂购买用于加工原料，三分之一为船供油进口，其余为电力或工业用户等终端用户购买。预计2011年国内产量将略有减产，达2300万吨，进口量与2010年持平，为2300万吨，表观消费量减少到3550万吨；2015年国内产量或进一步减少至2100万吨左右，进口量则将增长到2500万吨，进口依存度进一步增大，消费量进一步萎缩到3400万吨。40、近年国内重油供需平衡变化详见表2.1-6。表2.1-6 20072015年国内重油供需平衡变化 单位：万吨 年份产量进口量出口量表观消费量产量/表观消费量/%进口依存度200726252412378465956.3443.66200826062160725404164.4935.51200921532400862369158.3341.67201024032301990371564.6835.322011230023001050355064.7935.212015E210025001200340061.7638.24注：1、数据来自中国化工信息中心；2、表观消费量中含炼厂自用量。2.2 成品油41、市场分析 化工轻油/石脑油 .1世界供求状况分析和预测1、世界需求状况分析及预测2009年世界石脑油消费量为8.36亿吨，其中53.5%用于重整，19.4%用于乙烯裂解装置，8.7%用于轻芳烃掺混，8.6%用于喷气燃料，其余用于溶剂、异构化等方面。未来石脑油市场将保持快速发展势头，2014年世界石脑油消费量可达到9.64亿吨。20092014年世界轻石脑油需求量年均增长2.5%，其中用于生产乙烯的石脑油年均增长3.9%，用于异构化和直接掺加到轻芳烃中的需求量增长要低于平均数；20092014年重石脑油需求量预计年均增长2.9%，催化重整生产芳烃的重石脑油需求量年均增长3.4%，重石脑油用于喷气42、燃料和溶剂的增长低于平均数。石脑油消费现状及预测情况见表2. 2-1。表2. 2-1 20092014年世界石脑油消费状况地区2009年/万吨2014年/万吨20092014消费量年均增长率/%北美22389.625081.42.3西欧14800.515647.61.1中东5420.67338.26.2亚洲26744.932871.04.2其他14371.615489.61.82、世界供需平衡现状分析及未来趋势预测北美地区（主要是美国）生产的石脑油不能满足自身需求，需要从外部购入，2009年北美地区石脑油产量为2.2亿吨，消费量2.24亿吨，需要从外购入约391万吨石脑油。西欧石脑油市场供需较43、为稳定，2009年石脑油产量为1.49亿吨，消费量1.48亿吨，自身生产的石脑油几乎全部消化。德国、法国对石脑油的需求量很大，这两个国家除自身生产石脑油之外还需要从比利时或挪威以及英国进口一部分。中东地区是世界石脑油主要供应地区，2009年中东石脑油产量为8568.3万吨，自身消费量为5419.6万吨，出口3148.7万吨。沙特、伊朗是该地区主要石脑油生产国。亚洲（除中东之外）是世界上主要石脑油消费地区，2009年该地区石脑油消费量约为2.67亿吨，而产量仅为2.22亿吨，缺口在4500万吨以上。韩国和日本是石脑油主要进口国，2009年这两个国家分别进口了2300万吨和1670万吨的石脑油。中44、国以及中国台湾也进口了少量石脑油。中东欧也是世界石脑油主要生产和消费地区，主要是俄罗斯，2009年中东欧重油加工能力为5.17亿吨/年，石脑油产量为7932.7万吨，消费量7330.2万吨，少量出口。非洲也有石脑油出口，2009年该地区石脑油产量2856万吨，消费量1876.1万吨，出口979.9万吨。2009年中南美地区石脑油产量为4154.3万吨，消费量4098.6万吨，出口55.7万吨。2009年世界主要地区石脑油供需状况见表2.2-2。表2.2-2 2009年世界主要地区石脑油供需状况 单位：万吨地区重油加工量石脑油产量消费量平衡北美110182.121998.522389.6-39145、.1西欧68845.814900.014800.599.5中东41354.18568.25816.427518亚洲（除中东外）117930.322167.526744.8-4577.3非洲16328.12856.01876.1979.9中东欧51656.87932.77330.2602.5大洋洲4042.41042.8977.665.2中南美29689.64154.34098.655.7注：数据来自WP。中国和印度是世界上石脑油消费量增长较快的两个主要国家，其他国家和地区如北美、西欧等地，石脑油消费呈稳定态势。从消费结构趋势上，目前，中国石脑油主要用于制备乙烯，但未来中国石脑油重整制备芳烃是一46、大发展方向，其他 地区仍以石脑油制备芳烃为主。.2中国石脑油供需状况分析和预测1、国内石脑油供应情况及预测石脑油作为重要的优质烯烃和芳烃原料，国内一直处于供应短缺状态，国内重油加工厂在生产轻芳烃和石脑油时，可根据市场形势，调节轻芳烃和石脑油生产比率，在满足石油化工产品生产的基础上，生产一定的油品。20052010年中国石脑油供应状况见表2. 2-3。表2. 2-3 20052010年中国石脑油供应状况年份重油加工量（万吨/年）石脑油产量/万吨200528622.34420200630703.95200200732988.85900200834718.06000200937460.165002047、1042286.97700注：数据来自WP和中国化工信息中心。未来炼油能力的持续增长，可提供的石脑油量将迅速增加。从在建、拟建的炼油项目来看，国内大多数炼油项目均配套乙烯等装置，一体化程度较高，未来或潜在的石脑油可商品化量虽有但量也不会很大。2、国内需求情况及预测2010年我国石脑油消费量约为7904万吨，其中3300万吨用于生产乙烯，占总消费量的41.8%，2900万吨用于重整生产芳烃，占36.7%，其余用于生产轻芳烃、喷气燃料等方面。2005年我国石脑油出口量为178.0万吨，2010年出口量为86.6万吨。石脑油出口量减少的主要原因是国内需求旺盛。我国对石脑油需求量很大，并且随着乙烯市场48、发展，未来会更大，预计2015年我国石脑油需求量可达到1.2亿吨，20102015年石脑油消费量年均增长8.6%。2015年中国石脑油需求状况见表2. 2-4。表2. 2-4 2015年中国石脑油消费构成分类消费领域消费量/万吨比例/%轻石脑油异构化200.2直接轻芳烃掺混150012.3乙烯500040.9小计652053.4重石脑油重整510041.7喷气燃料3002.5溶剂3002.5小计570046.6总计12220100.0注：来自中国化工信息中心。3、国内供需平衡分析及预测近年来随着乙烯装置的不断投产，国内对石脑油需求量大增。2005年我国石脑油消费量约4276.900万吨，20149、0年增加到7904.1万吨，而同期石脑油产量从2005年的4420万吨增加到2010年的7700万吨，国内石脑油仍供不应求。2005年我国石脑油进口34.9万吨，出口178万吨；2010年进口290.7万吨，出口86.6万吨。2005年2010年我国石脑油供需平衡情况见表2. 2-5。表2.2-5 2005年2010年我国石脑油供需平衡情况 单位：万吨年份产量进口量出口量表观消费量2005442034.9178.04276.92006520063.9157.35106.620075900106.8173.95832.92008600077.3151.45925.920096500265.18550、.56679.620107700290.786.67904.1注：数据为中国化工信息中心综合国家统计局和海关数据而来。伴随乙烯装置的大规模扩产以及芳烃需求的增长，未来我国石脑油需求量将进一步增加；同时炼油能力的增长，也将导致石脑油供应量的增加。预计2015年中国石脑油产量为1.22亿吨，供应量将基本持平需求量。20112015年中国石脑油供需平衡预测见表2.2-6。表2.2-6 20112015年中国石脑油供需平衡预测 单位：万吨年份产量净进口量表观消费量201190002309230201295003009800201310000300103002014110003001130020151251、20020012220注：数据来自中国化工信息中心。 苯 苯是最重要的基本有机化工原料之一，可合成苯乙烯、环己烷、苯酚、苯胺及烷基苯等，成为合成树脂、合成橡胶、合成纤维、合成洗涤剂以及染料、有机颜料、医药、香料、农药等化工产品的重要原料，也可用作热载体和溶剂，具有广阔的市场。苯的生产技术水平和产量已经成为衡量一个国家石油化工发展水平的重要标志之一。目前苯有6种来源：催化重整、裂解轻芳烃、甲苯歧化、甲苯加氢脱烷基化、焦炭炉轻油、煤焦油。其中催化重整和裂解轻芳烃苯各占38%，甲苯歧化占13%，甲苯加氢脱烷基化生产的苯为6%，焦化苯为5%。不同国家和地区苯的生产和供应情况不尽相同，美国的苯主要从重整52、轻芳烃中获得，西欧主要从裂解轻芳烃中获得。.1 国内苯生产现状及预测 2010年，国内苯总体新增产能增速较快，总产能达到840万吨/年，较上年增长140万吨左右。生产企业数变化不大，仍为70余家。石油苯装置主要集中在中石化、中石油两大集团，能力和产量均占总产能和总产量的2/3，主要生产企业有扬子石化、吉林石化、上海石化、齐鲁石化等。到2010年底，仅石化领域苯产能已达到660万吨/年，中石化占50.4，中石油占23.9，国内民营炼厂及境内外资参股炼厂石油苯占25.7。预计10年内，受下游市场不断发展的影响，我国苯的产能还将不断地增加，在2020年将达到1532.1万吨/年。受重油高位价格的影响53、，石油苯所占比例将有所下降，但仍占有很大的比重。表2.2-7 2010年我国苯主要生产企业产能 单位：万吨/年序号企业名称集团省别现有能力备注1中国石化扬子石化中石化江苏49.02中国石化燕山石化中石化北京23.93中国石化茂名石化中石化广东40.04中国石化洛阳石化中石化河南23.65中国石化石家庄炼化中石化河北1.46中国石化广州石化中石化广东6.67中国石化齐鲁石化中石化山东23.08湛江东兴中石化广东5.59中国石化海南炼化中石化海南5.410中国石化上海石化中石化上海53.511中国石化镇海炼化中石化浙江47.112中石化天津石化中石化天津35.513中国石化武汉石化中石化湖北4.254、14中国石化荆门石化中石化湖北11.015中国石化长岭炼化中石化湖南3.016中国石油吉林石化中石油吉林32.017大连石化中石油辽宁25.018中国石油辽阳石化中石油辽宁14.019中国石油兰州石化中石油甘肃16.020中国石化大庆石化中石油黑龙江11.021中国石油抚顺石化中石油吉林9.022中国石油独山子石化中石油新疆7.023中国石油华北石化中石油河北6.024乌鲁木齐石化中石油新疆37.625上海赛科合 资上海23.026扬子石化巴斯夫合 资江苏20.027中海壳牌石化合 资广东18.828齐旺达海仲民 营山东6.029福建联合石化合 资福建26.030大连福佳大化民 营辽宁35.055、31杨庄河炼化民 营陕西7.8合计659.9.2 国内苯需求现状及预测苯是最重要的基本化工原料之一，全球市场每年的需求量达数千万吨，我国市场消耗量也达几百万吨。近年来，我国经济高速增长，苯的产量和需求量大幅上升。在市场需求量大增的同时，国内企业的生产量也高速增长，基本能满足国内市场的需求，历年国内苯市场变化见表2.2-8。多年来，自给率一直保持在95%左右。2001年，我国苯产量为199万吨，自给率为99%；2003年，产量达243万吨，自给率为104%，出口11万吨；2005年，产量为308万吨，自给率93%；2007年产量为408万吨，自给率为96%；2008年产量为395万吨，自给率9456、%；2009年产量463.77万吨，自给率93.1%；2010年产量为553.1万吨，自给率98.6%。苯的生产主要是石油催化重整及分馏而得，我国苯绝大部分由中石油和中石化下属的大型石油化工企业生产，两大公司占据了国内苯产量的70%以上。由于国内需求的快速增长，自2005至2009年，我国苯的进口量逐年增加。2005年，进口量为25.5万吨；2006年为29.8万吨；2007年为24.8万吨，2008年为32.8万吨，2009年为62.2万吨。2010年受经济降温以及工业增长放缓的影响，进口量降至19.7万吨。2011年初受日本大地震的影响，大量日本炼油企业停产，有资料显示每月减少的石脑油产量57、在110万吨左右，苯系产品的减产幅度为40万吨以上。较高的苯价格使我国苯进口量减少，苯出口量已大于进口量。1-4月国内苯进口量降至3.37万吨，是2010年同期的2/5，是2009年同期的1/12。同期，国内苯出口量升至4.75万吨，出口量超过了进口量。预计今年下半年，油价将继续保持高位，将拉动下游芳烃产品的生产成本，造成苯价格将偏高于往年，我国苯出口量将会比去年增加。表2.2-8为历年国内苯市场变化表，图2.2-1为国内市场苯消耗量构成变化图。0.0100.0200.0300.0400.0500.0600.0苯消耗量 单位：吨/年200520062007200820092010年份国内自产市58、场缺口图2.2-1 历年国内苯消耗量变化图表2.2-8 历年国内苯市场变化表 单位：万吨/年时间进口出口国内自产国内需求市场缺口20016.23.9198.8201.12.320024.29213.1208.3-4.820031.010.9240.8230.9-9.920045.31.4255.6259.53.9200525.51.6308.0331.923.9200629.819.0344.1354.910.8200724.95.6408.0427.319.3200832.86.9395.0420.925.9200962.227.8463.8498.134.4201019.712.0553.59、1560.97.8我国苯行业在经历了2010年近一年的震荡调整后，2011年将受到产能提升、需求扩大、出口增长等多方面的利好驱动，苯产能将达920万吨/年左右，其中石油苯的产能将净增5070万吨/年，产能有望突破730万吨/年；焦化苯的产能将达到190万吨/年。预计2011年我国苯产量将达到589.9万吨，需求量为599.3万吨，缺口为9.4万吨。未来10年内，我国苯下游产品生产仍将快速发展，苯消耗量将不断增加，苯产能也不断增加。到2015年，国内苯产品产能将达到1000万吨，消耗量将达到850万吨；在2020年，国内苯产能将达到1200万吨，消耗量将达到1100万吨。若开工率按80计算，届时60、我国苯产品市场将基本维持供需平衡的状态。我国苯需求预测见图8，苯产量见图9。预测苯消耗量预测苯产能020040060080010001200140020022004200620082010201220142016201820202022苯量单位：万吨/年图2.2-2 我国苯需求预测图（单位：万吨/年）010020030040050060070080090010002002200420062008201020122014201620182020时间图2.2-3 我国苯产量预测图（单位：万吨/年） 混合芳烃本项目生产的混合芳烃为C8芳烃，其主要用途作为生产PX的原料，本部分主要以PX市场分析作为出61、发点，从而据此对本项目生产的混合芳烃的市场进行预测。.1 世界PX生产现状及预测截至2010年底，全球的PX生产能力已经达到3670万吨/年。目前世界对二甲苯生产主要集中在亚洲、北美和欧洲，其中亚洲的生产能力和消费需求位居世界第一。截至2010年底，亚洲（含中东地区）产能已高达2841万吨/年，占总产能的68。中国的PX产能高达831.2万吨，占全球PX产能的22.6%，美国491.5万吨/年，占总产能的13.4。2010年世界对二甲苯产能按地区与国别分布详见图2-3和2-4。亚洲、远东68.7%北美12.6%南美0.8%其它10.2%欧洲7.7%图2.2-4 世界对二甲苯产能按地区分布图中国62、22.6%美国13.4%韩国11.6%日本7.8%其它44.5%图2.2-5 世界对二甲苯产能按国别分布图2010年，中国石化成为世界最大的对二甲苯生产商，其生产能力为365.4万吨/年，占世界总产能的9.95%；其次是美国的埃克森美孚公司，产能为330万吨/年，占世界总产能的8.99%；英国BP公司产能为303万吨/年，约占总产能的8.26%。表2.2-9为2010年世界前3位对二甲苯生产商的产能。表2.2-9 2010年世界前3位对二甲苯生产商产能表（万吨/年）排序公司名称产能占总产能备 注1中国石化365.49.952埃克森美孚公司330.08.99美国3英国BP公司303.08.26合63、计998.427.2从上表中可以看出，位居前3位PX生产商产能即占世界总产能的27.2。随着亚洲地区新建装置的相继投产，位次可能很快又会发生变化。目前，中石油四川石化大型混合芳烃及配套工程项目已经开工，2011年投产后将提供65万吨/年产能。中石化与江西省政府签订协议欲在九江兴建一座60万吨/年PX工厂，该项目预计2012年完工；海南炼油化工有限公司60万吨/年PX项目何时建成等细节尚未披露。国外有科威特的EQUATE石化公司计划在今年3季度初投产位于Shuaiba的新芳烃工厂，该联合装置可生产77万吨/年的PX和37万吨/年的苯。至2013年，预计国内将新增产能285万吨/年，亚洲其它地区新64、增247万吨/年。届时世界对二甲苯生产能力将超过4000万吨，年均增长率约为3.6。一批规模较小、能耗较高的生产装置将被淘汰出局。未来几年亚洲地区，尤其是中东产能仍将会以高速增长。全球PX需求现状及预测 由于需求的稳定增长，全球PX的消费量主要集中在PTA领域，目前全球PX产量中约90%被用于生产PTA。随着亚洲许多新投资的PTA装置相继投产，该地区的PX消费量将进一步增长，消费量占总产量的比重将进一步加大。分析人士表示，全球纤维市场受到经济低迷的严重冲击， 2010年已开始全面复苏，需求有望出现大幅反弹，而且这种增长的趋势有望维持34年的时间。2002年世界PX需求量为1903.3万吨/年，65、2006年为2489.4万吨/年，2007年就达到了2720.7万吨/年，2010年为3039.6万吨/年，预计到2020年，需求将达到3800万吨/年。全球PX消费需求现状及预测见图2.2-6。图2.2-6 全球对二甲苯消费需求现状及预测图（2） 国内市场供需现状及预测1）对二甲苯国内PX生产现状及预测 表2.2-10 2010年我国PX装置生产能力和规模情况表（万吨/年）序号公司名称属性属地技术来源产能占产能1扬子石化公司中石化江苏UOP90.010.83 2镇海炼化公司中石化浙江IFP65.07.82 3天津石化公司中石化天津UOP39.04.69 4上海石化公司中石化上海UOP83.566、10.05 5洛阳石化公司中石化河南UOP21.52.59 6齐鲁石化公司中石化山东UOP6.40.77 7金陵石化公司中石化江苏UOP60.07.22 8辽阳石化公司中石油辽宁UOP75.89.12 9乌鲁木齐石化公司中石油新疆UOP10012.03 10中海油惠州炼油中海油广东IFP80.09.62 11福建联合石化公司合 资福建UOP70.08.42 12福佳大化石化公司民 营辽宁IFP70.08.42 13青岛丽东石化公司外 资山东UOP70.08.42 合计831.2100.02010年国内对二甲苯生产能力为831.2万吨/年，增幅高达14.49。其中，最大的对二甲苯生产装置为乌石化67、，生产能力100万吨/年，其次是扬子石化，生产能力为90万吨/年。表2.2-10为截至2010年国内对二甲苯装置概况。在现有产能中，华东地区为444.9万吨/年，占57.2，稳居首位。其它地区分别为：东北145.8万吨/年，华南80万吨/年，其它160.5万吨/年。各地区产能具体分布情况见图2-7。华东57.2%东北18.8%华南10.3%其它13.7%图2.2-7 国内各地区PX产能分布图今后几年，国内又将有数套装置投产或开工建设，新增产能达325.0万吨/年。20112012年我国在建和拟建PX项目见表2.2-11。表2.2-11 20112012年我国在建和拟建PX项目表（万吨/年）序号68、公司名称属性属地装置规模投产年份项目进展1中石油四川石化公司中石油四川65.02011建设中2腾龙芳烃（漳州）公司外 资福建80.02011建设中3茂名石化公司中石化广东60.02012拟 建4九江石化公司中石化江西60.02012拟 建5海南炼油有限公司中石化海南60.02012拟 建合计325.0根据中国现有产能和国家规划产能计算，到2012年在建及拟建项目全部按期投产后，中国PX总产能将达到1161.7万吨/年，预计到2020年将达到1628.2万吨/年。表2.2-12和图2.2-8为20072020年我国PX装置现有及预测产能情况。表2.2-12 20072020年我国PX装置现有及预69、测产能表(万吨/年)年份产能增长率备注2007386.123.5现有2008446.715.7现有2009726.761.3现有2010831.214.4现有2011981.717.3推算20121161.718.1推算20131290.911.1预测20141406.9 9.0预测20151497.9 6.5预测20161558.9 4.1预测20171584.8 1.7预测20181601.51.1预测20191615.30.9预测20201628.20.8预测图2.2-8 20072020年我国PX装置现有及预测产能国内PX需求现状及预测 我国PX主要应用于PTA的生产。截至2010年底70、， PX需求量为920万吨/年。据海关统计数据，2010年中国PX累计进口300万吨，较2009年减70.5万吨；累计出口30万吨，较2009年降0.76万吨。历年供需情况见表2.2-13。表2.2-13 20002010年我国PX供需情况表（万吨/年）年份产能产量进口量出口量表观消费量自给率2000157.4127.020.42.1145.387.42001165.6145.417.46.4156.493.02002165.6147.527.53.5171.586.02003210.6157.1101.98.9250.162.82004212.6188.0113.73.2298.563.0271、005268.1223.4160.86.3377.959.12006298.1278.9184.09.8453.161.62007368.1374.2290.325.2639.358.52008456.7317.0342.044.7614.351.62009726475370.530.76814.2954.62010831.265030030.092067.42010年国内PX产能为831.2万吨/年，消费需求为920万吨/年，对外依存度高达32.6，供需矛盾异常突出。预计到2013年产能为1290.9万吨/年，预测需求为1400万吨/年，到2020年产能为1628.2万吨/年，需求为169072、万吨/年，按目前PX的建设速度，直到2020年，PX市场始终面临产能不足的情况。国内PX产能及需求趋势如图2.2-8所示。3 原料、产品方案及总工艺流程3.1 加工规模及原料性质 加工规模本项目拟加工通过市场采购获得的常压渣油，加工规模为420万吨/年，年开工时数为8400小时。原料性质常压渣油一般性质列于表3.1-1。表3.1-1 常压渣油性质分析项目常压渣油馏程，350密度（20），kg/m30.9643残碳，m%9.74100运动粘度，mm2/s152.51金属含量，ug/gNi41.17V1.78元素组成%（m/m）C85.87H11.70S0.97N0.6623.2 产品规格本项目主73、要产品为苯、甲苯、混合芳烃及重芳烃产品，同时副产液体硫磺、液化石油气、化工轻油等产品。主要产品执行的质量标准如表3.2-13.2-4。表3.2-1苯产品主要质量指标 GB/T 3405-2011项目质量指标试验方法石油苯-535石油苯-545外观透明液体，无不溶于水及机械杂质目测a颜色（铂-钴色号）不深于2020.00 GB/T 3143、ASTM D 1209b纯度（质量分数）/%不小于99.80 99.90 ASTM D 4492甲苯（质量分数）/%不大于0.10 0.05 ASTM D 4492非芳烃（质量分数）/%不大于0.15 0.10 ASTM D 4492噻吩/（mg/kg）不大74、于报告0.60 ASTM D 1685、ASTM D 4735c酸洗比色酸层颜色不深于1000ml稀酸中含0.20g重铬酸钾的标准溶液酸层颜色不深于1000ml稀酸中含0.10g重铬酸钾的标准溶液GB/T 2012总硫含量/（mg/kg）不大于21SH/T 0253d、SH/T 0689溴指数/（mg/100g)不大于20SH/T 0630、SH/T 1551e、SH/T 1767结晶点（干基）/ 不低于5.35 5.45 GB/T 31451,4二氧己烷（质量分数）/%由供需双方商定ASTM D4492氮含量/（mg/kg）由供需双方商定SH/T 0657、ASTM D6090水含量/（mg75、/kg）由供需双方商定SH/T 0246、ASTM E1064密度（20）/（kg/m3）报告GB/T 2013、SH/T 0604中性试验中性GB/T 1816a将试样注入100ml玻璃量筒中，在（203）下观察，应是透明、无不溶水及机械杂质。对机械杂质有争议时，用GB/T511方法进行测定，结果应为无。b在有异议时，ASTM D 1209为仲裁法。c在有异议时，ASTM D 4735为仲裁法。d在有异议时，SH/T 0253为仲裁法。e在有异议时，SH/T 1551为仲裁法。表3.1-2混二甲苯产品主要质量指标GB/T 3407-2010项目质量指标试验方法3混合二甲苯5混合二甲苯外观透明76、液体，无不溶水及机械杂质目测a 颜色（Hazen单位 铂-钴色号）不深于20GB/T 3143密度(20)/(kg/ m3)862868860870GB/T 2013b、SH/T 0604 馏程/GB/T 3146c初馏点 不低于137.5137终馏点 不高于141.5143总馏程范围 不大于35酸洗比色酸层颜色不深于1000mL稀酸中含0.3g重铬酸钾的标准溶液酸层颜色不深于1000mL稀酸中含0.5g重铬酸钾的标准溶液GB/T 2012总硫含量/（mg/Kg ）不大于2SH/T 0253d 、SH/T 0689蒸发残余物/mg/100mL不大于3GB/T 3209铜片腐蚀通过GB/T 1177、138中性试验中性GB/T 1816溴指数/（mg/100g）供需双方商定SH/T 0630、SH/T 1551、SH/T 1767a 将试样注入100ml玻璃量筒中，在203下观察，应透明、无不溶水及机械杂。对机械杂质有争议时，用GB/T 511方法进行测试，结果应为无。b 有争议时，以GB/T2013为仲裁方法。c 有争议时，以蒸馏法为仲裁方法。d 有争议时，以SH/T 0253方法为仲裁方法。表3.2-3液化石油气主要质量标准（GB 11174-2011）项目质量指标试验方法商品甲烷商品丙丁烷混合物商品丁烷密度（15）/（kg/m3）报告SH/T0221a蒸气压(37.8)，kPa 1478、301380485GB/T12576组分bSH/T0230C3烃类组分（体积分数）/% 95C4及C4以上烃类组分（体积分数）/% 2.5（C3+C4）烃类组分（体积分数）/% 9595C5及C5以上烃类组分（体积分数）/% 3.02.0残留物SY/T7590蒸发残留物/（mL/100mL） 不大于0.05油渍观察通过铜片腐蚀（40,1h）/级 1SH/T0232总硫含量/（mg/ m3） 343SH/T0222硫化氢（需满足下列要求之一）：乙酸铅法无SH/T0125层析法/（mg/ m3） 10SH/T0231游离水无目测da密度也可用GB/T12576方法计算，有争议时以SH/T0221为79、仲裁方法。b液化石油气中不允许认为加入除加臭剂以外的非烃类化合物。c按SY/T7509方法所述，每次以0.1ml的增量将0.3ml溶剂-残留物混合液滴到滤纸上，2min后在日光下观察，无持久不退的油环为通过。d有争议时，采用SH/T0221的仪器及试验条件目测是否存在游离水。表3.2-4工业硫磺国家主要质量标准 GB2449-2006项 目 质量指标优等品一等品合格品硫含量，%(m) 不小于酸度，(以H2SO4计)，% 不大于有机物，%(m) 不大于灰分，%(m) 不大于砷，%(m) 不大于铁, %(m) 不大于水分,%(m) 不大于筛余物(粒度大于150m),% (m) 不大于筛余物(粒度为80、75m150m),% (m) 不大于99.950.0030.030.030.00010.0030.100 0.599.50.0050.300.100.010.0050.5001.099.00.020.800.200.05-1.003.04.03.3 总工艺流程 设计原则 （1）坚持安全、环保、可持续的科学发展观，贯彻国家有关方针政策，执行国家现行的基本建设法规。坚持节约投资、减少占地、减少定员的原则，结合国情，借鉴国内外先进经验，努力做到工艺合理、技术先进、成熟可靠，合理利用能源，降低能耗，为装置的安全、平稳、满负荷、长周期、优化高效运转创造条件，从而提高社会效益和经济效益。（2）以市场为导向81、，以经济效益为中心，合理控制投资，做到少投入多产出。（3）采用成熟、环境友好的工艺技术，降低消耗，使全厂各项技术指标和生产管理达到国内先进水平。（4） 坚持工厂设计模式改革，全厂工艺装置集中布置，生产装置尽量采用联合布置、集中控制，统一管理。生产装置设计应实现联合化、露天化。公用工程和辅助生产设施等应充分依托现有的有利条件，节省建设投资。辅助生产设施的设置要经济合理，有利于生产，方便管理。建（构）筑物力求装配化、轻型化。（5） 合理进行平面布置，尽量减少占地面积，节省投资。（6）生产操作人员及管理人员执行中国石油化工集团企业标准（2009年版）工艺装置及公用工程劳动定员。（7）全厂按同开同停，82、三年一检修设计，年开工时数8400小时，原则上工艺装置和公用工程设施设计操作弹性按60%110%考虑。（8） 全厂建设一座中心控制室，新建工艺装置和公用工程设施在中心控制室集中操作、控制和管理；在工艺装置或辅助单元适当地点设置现场机柜间和外操室。（9）认真贯彻国家关于环境保护、劳动保护和安全卫生的有关法规和要求，要体现环保清洁的主题，执行清洁生产标准，全部做到有组织排放和密闭排放，力争实现零泄漏。 总工艺流程简述本项目原料为常压渣油，根据常压渣油性质，总加工流程拟采用延迟焦化加氢裂化方案加工重油，加氢裂化多产重石脑油方案为连续重整装置提供原料的工艺路线。渣油脱蜡装置年加工420万吨常压渣油，生83、产减压重芳烃15.37万吨/年，减压蜡油180.60万吨/年送往加氢裂化装置加工，分馏出减压渣油223.45万吨/年送往延迟焦化装置加工。230万吨/年延迟焦化装置原料包括223.45万吨/年减压渣油，渣油脱蜡装置不凝气和其它加氢装置送来的含酸气体送往焦化装置压缩机入口回收其中的液化气组分并脱硫。延迟焦化生产焦化轻芳烃35.27万吨/年，焦化重芳烃75.30万吨/年，焦化蜡油42.68万吨/年，石油焦52.29万吨/年。240万吨/年加氢裂化装置原料包括直馏蜡油180.60万吨/年，焦化蜡油42.68万吨/年，合计223.28万吨/年。加氢裂化装置采用全循环流程，多产重石脑油为芳烃装置提供原料84、，并生产优质重芳烃组分。加氢裂化装置可提供94.89万吨/年重石脑油。加氢裂化装置区设低分气脱硫设施，集中处理加氢裂化装置和混合芳烃芳烃加氢装置的低分气，脱硫低分气送PSA装置回收氢气。150万吨/年混合芳烃加氢装置进料包括焦化轻芳烃35.27万吨/年，焦化重芳烃75.30万吨/年和减压重芳烃15.37万吨/年。生产加氢石脑油52.56万吨/年送连续重整装置，精制重芳烃72.72万吨送罐区，含硫低分气送加氢裂化装置，含硫干气送延迟焦化装置。连续重整装置原料包括加氢石脑油52.56万吨/年及加氢裂化重石脑油94.89万吨/年。连续重整装置产重整氢气部分作为预加氢单元氢源，部分进PSA装置提浓作为85、加氢裂化装置氢源，液化气作为液化气产品出厂，拔头油及戊烷油作为化工轻油产品出厂，C6、C7馏分送至芳烃抽提装置抽出苯、甲苯产品，C8+馏分作为混合芳烃产品出厂。全厂建设40000标立/小时及30000标立/小时两套制氢装置和60000标立/小时氢提浓装置满足全厂氢平衡。制氢原料为PSA脱附气和焦化干气。加氢裂化装置和混合芳烃加氢装置消耗氢气来自纯氢管网。其它耗氢装置使用重整氢。全厂设3万吨/年硫磺回收装置，包括酸性水汽提，溶剂再生等设施，回收酸性气中的硫。本方案加工流程的轻油收率为71.85%(w)、商品综合收率是91.69%(w)。加工流程见附图一。总加工流程中共含10套装置（两套制氢装置）86、，装置列表见表3.3-1。主要装置组成及规模新建工艺装置包括渣油脱蜡、延迟焦化、加氢裂化、混合芳烃加氢、连续重整装置、芳烃抽提装置、制氢装置、PSA和硫磺回收（含酸性水汽提、溶剂再生和产品精制）。其中仅连续重整装置及芳烃抽提装置考虑引进技术，其余工艺装置全部采用国产化技术。主要工艺生产装置规模、技术路线和技术来源见表3.3-1。表3.3-1 主要生产装置规模、技术路线和技术来源序号名称建设规模万吨/年工艺技术路线技术来源备注1渣油脱蜡420 采用减压蒸馏的工艺流程；采用三级交直流电脱盐成套技术； “窄点法优化换热流程技术； 采用减压塔一线拔出重芳烃技术。国内成熟技术2延迟焦化230采用24小时87、生焦周期；采用“两炉四塔”工艺流程；采用“可灵活调节循环比”工艺流程；采用优化的换热流程。国内成熟技术3加氢裂化240采用中国石化抚顺石油化工研究院的FMC2多产优质化工原料的两段加氢裂化技术；分馏部分重组分采用先汽提后分馏，轻组分采用先脱丁烷后脱乙烷塔的工艺流程。国内成熟技术，中石化抚顺石化研究院4混合芳烃加氢150采用抚顺石油化工研究院（FRIPP）开发的FHUDS-2加氢精制催化剂设计，采用洛阳石化工程公司成熟的混合芳烃加氢工程技术。国内成熟技术，中石化抚顺石化研究院5连续重整装置140石脑油加氢部分采用全馏分加氢工艺；原料处理部分设置氧汽提塔，后分馏设置汽提塔和石脑油分馏塔双塔流程。引88、进UOP工艺包连续重整部分采用UOP超低压连续重整工艺技术，重整反应苛刻度为RONC104；重整反应器采用两两重叠式的结构，重整反应产物采用两段压缩和两段逆流接触的工艺流程；催化剂连续再生部分采用UOP第三代催化剂再生工艺CycleMax。采用UOP的Sulfolane抽提蒸馏工艺，溶剂为环丁砜6氢提浓，万标立/时6PSA装置以连续重整的重整氢和加氢装置脱硫后的加氢低分气为原料，产品氢作为加氢裂化装置用氢，副产的变压吸附解吸气升压后至燃料气管网。该装置采用抽真空变压吸附（VPSA）氢提纯技术，回收氢气，由原料气混合部分、VPSA部分及解吸气升压部分等组成。国内成熟技术华西所7制氢，万标立/时489、+3轻烃水蒸气转化制氢国内成熟技术中石化洛阳工程有限公司8硫磺回收3二级CLAUS转化工艺，尾气处理采用还原吸收工艺；溶剂再生采用常规蒸汽汽提再生工艺；酸性水汽提采用酸性水单塔加压侧线抽出汽提工艺。国内成熟技术含酸性水汽提、溶剂再生产品精制干气及液化石油气脱硫部分采用常规胺法脱硫工艺；液化石油气脱硫醇部分采用纤维液膜脱硫醇及碱液高效氧化再生工艺（LiFT-HR工艺）。 产品方案本项目建成后，原料及产品结构详见表3.3-2。从表中可以看出全厂加工常压渣油419.88万吨/年。主要产品包括44.09万吨/年化工轻油，12.26万吨/年苯、20.54万吨/年甲苯、71.35万吨/年混合芳烃和174.90、0万吨/年的重芳烃，另外，还有8.38万吨/年的液化石油气、2.07万吨/年的硫磺、52.29万吨/年的石油焦。表3.3-2原料及产品结构表 单位:万吨/年序号指标名称单位数量备注原料万吨/年1常压渣油419.88合计419.88产品万吨/年1液化气8.382化工轻油44.093苯12.264甲苯20.545混合芳烃71.356重芳烃174.007石油焦52.298硫磺2.07合计395.77炼厂自用燃料万吨/年1自产燃料气13.402补充液化气10.793HC尾油1.124制氢尾气9.47合计34.77损失万吨/年0.133.4 全厂燃料平衡全厂工艺装置加热炉使用燃料包括燃料气、自产液化气和91、部分加氢裂化尾油，工艺加热炉共需燃料气24.19万吨/年、燃料油1.12万吨/年；制氢装置原料需要干气13.92万吨/年，全厂共需干气38.11万吨/年。全厂副产燃料气27.32万吨/年，需补充液化气10.79万吨。加氢裂化产尾油1.12万吨/年。全厂燃料平衡见表3.4-1。表3.4-1 全厂燃料平衡 单位：万吨/年序号项 目实际消耗气实际消耗油装置产气装置产油1渣油脱蜡3.011.122延迟焦化4.8712.143加氢裂化3.821.124连续重整9.541.265混合芳烃加氢1.096制氢1.867补充液化气10.79小计24.191.1224.191.12合计25.3125.31注：表中92、数据为标准热值燃料。3.5 全厂氢平衡本项目有加氢裂化、混合芳烃加氢、重整石脑油预加氢和硫磺回收装置需要消耗氢气，其中重整石脑油加氢和硫磺回收直接用重整富氢，加氢裂化装置和混合芳烃加氢耗氢由制氢装置和PSA装置提供。本项目设置两个氢气管网，1）重整氢管网：压力为2.3MPa（G）；2）纯氢管网，管网压力为2.2MPa(G)。氢气平衡详见表3.5-1。表3.5-1 氢平衡序号重整氢纯氢一、供氢1连续重整10.062PSA-9.854.553制氢4.46合计0.219.01二、耗氢1加氢裂化7.372混合芳烃加氢1.643连续重整预加氢单元0.21合计0.219.013.6 全厂硫平衡全厂常压渣油93、加工规模为420万吨/年，实际处理量为419.88万吨/年，常压渣油带入的硫总量为2.77万吨/年。全厂产品带出硫0.69万吨/年，占原料带入硫的24.53，主要是石油焦产品带出；回收硫磺2.07万吨/年，占74.85；全厂排放到大气中硫0.0036万吨/年，占0.13；全厂硫平衡见表3.6-1。表3.6-1 全厂硫平衡序号原料/产品名称数量硫含量硫总量(吨)百分数(104 t/a)(%)( t/a)（%）1原料带入硫1.1常压渣油419.880.66 27710100原料带入硫合计277101002产品带出硫2.1液化气8.380.0010.84 0.00 2.2化工轻油44.090.00194、4.41 0.02 2.3苯12.2600.00 0.00 2.4甲苯20.5400.00 0.00 2.5混合芳烃71.3500.00 0.00 2.6重芳烃174.000.003560.90 0.22 2.7石油焦52.291.36797.3524.53 产品带出硫合计6863.50 24.77 3回收硫磺2.0710020740.5674.85 4排放至大气的硫0.00 4.1加热炉烟气5.060.02 4.2硫磺尾气31.070.11 排放大气硫合计36.130.13 5损失或其它69.81 0.25 合计27710100.00 4.工艺装置4.1 渣油脱蜡 装置概述根据联合石化的发展95、规划，拟建设420万吨/年渣油脱蜡装置，该装置加工通过市场采购的常压渣油。装置的主要产品为：不凝气、减压重芳烃、蜡油和减压渣油。.1 装置规模及年开工时数根据全厂总流程安排，装置设计规模420万吨年。年开工时间为8400小时。装置弹性按60%110%考虑。.2 装置组成装置主要由换热、渣油脱蜡和一脱三注等部分组成。.3 原料及产品性质1）原料装置设计加工重油为通过市场采购的常压渣油。常压渣油一般性质分别见表4.1-1。表4.1-1 常压渣油一般性质分析项目常压渣油馏程350密度（20），kg/m30.9643残碳，m%9.74100运动粘度，mm2/s152.51金属含量，ug/gNi41.196、7V1.78元素组成%（m/m）C85.87H11.70S0.97N0.6622）产品性质产品的质量控制指标见表4.1-2。表4.1-2 产品质量控制指标产品名称馏分范围控制指标备注减压重芳烃160-350ASTM D86 95%360闪点55重芳烃加氢原料减压蜡油350-560Ni+V 2ppmCCR0.72wt%C7不溶物0.05%wt总N 1500ppmASTM D1160 95% 570加氢裂化原料减压渣油560530以下馏分5%焦化原料 工艺技术方案选择.1 工艺技术来源及简述本次设计力求通过采用先进工艺技术和设备技术以降低建设投资和提高该大型装置的综合水平，尽可能立足国内设备和技术97、，使得装置在适应性和可操作性、轻质油收率、总拔出率、产品质量、能耗指标、设备防腐抗腐性能和长周期运转等方面均达到较高水平，装置总体水平达到国内先进水平。本次设计拟综合采用下列技术：1）采用低速电脱盐技术电脱盐不仅仅是一种单纯的防腐手段，伴随着脱盐、脱水和脱金属技术的日益成熟，它已变成为下游装置提供优质原料所必不可少的重油预处理工艺，是炼油厂节能降耗、减轻设备结垢和腐蚀，防止催化剂中毒、减少催化剂消耗、延长装置运行周期的重要过程。从技术特点来分电脱盐一般有低速电脱盐和高速电脱盐两种形式。目前，低速电脱盐基本已实现国产化，且由于其脱盐效果稳定、脱后含盐指标可满足要求，在国内得到了广泛的应用，市场占98、有率在90%以上。高速电脱盐技术在处理进口轻质重油方面效果较好，脱后重油含盐比较稳定。考虑到装置加工常压渣油较重、酸值高、实际盐含量波动较大等特点，为保证脱盐效果，本此设计拟采用三级低速交直流电脱盐技术。2）采用高性能塔内件分馏塔，作为装置的核心设备，尤其大型塔器，塔内件综合性能的高低，直接影响到装置的建设投资和操作性能等。综合性能优良的塔板不仅应该具有高的通量，同时又应该具有高的分离效率。而这两方面是由高效的塔盘、合理的降液管及鼓泡促进器等综合作用的结果。为获得高的传质效率，已公认微型阀具有较高的气液流通量和传质效率，由于制造成本的急剧增加，限制阀体缩小的程度，为此对微型阀可进行复合开孔处理99、。为使塔盘上形成均匀的气液分布，消除塔盘两侧液体流动的死区和降液管出口处气体流动死区，多折边倾斜式降液管可以消除塔盘两侧液体流动的死区，避免气体流动的不均匀性，同时有效地增加液体流程长度，增加气液接触时间，从而获得高的塔板传质效率。安装于降液管出口处的鼓泡促进器可消除气体流动死区，获得良好的气体分布动能，增加泡沫层高度和气液接触时间，增加传质效率。3）减压采取深拔技术根据总流程安排，本装置减压深拔切割点为560。本次设计综合采用以下技术。a）采用较高的减压炉出口温度提高减压炉出口温度是减压深拔的关键因素之一，为达到切割点560的目标，经计算减压炉出口温度410，此时减压塔蒸发层温度为392。b100、）采用较高的真空度和较小的全塔压降较高的真空度和较小的全塔压降是保证减压深拔的重要条件，减压塔压力顶15mmHg（绝压），蒸发层25mmHg（绝压），全塔压降10mmHg。c）采用全填料减压塔技术在减压塔中采用规整填料可以有效的降低全塔的压降，在塔顶真空度一定的情况下，可以降低减压塔闪蒸段的压力，达到提高拔出率的作用。为减少减压塔的全塔压降，降低操作成本，减小塔径，降低投资，减压塔选择填料塔。全填料减压塔技术包括高效规整填料及高效低压降气液分配器、液体收集器等内件。减压塔设置三个侧线，共五段填料，分别为减一中段、减一线分馏段、减二中段、减三中段、洗涤段。在减一中和减二中之间设置一个分馏段控制减101、一线产品质量，使其满足重芳烃的干点要求，减一线既可作为加氢裂化原料，亦可作为重芳烃加氢原料。d）减压塔底注入适量蒸汽减压塔底注入适量蒸汽，采用微湿式带汽提操作，提高减压拔出率。e）减压炉管注入适量蒸汽减压炉管注入适量蒸汽可以降低油气分压，提高加热炉管内介质流速，另外，在减压炉管注汽还可在一定程度上避免炉管结焦及油品裂解。f）设净洗段及相应槽式分布器良好的净洗段，是有效降低重蜡油残碳、比色、重金属含量的重要措施。本次次设计采用经优化设计的净洗段及低液量分配均匀槽式分布器，塔底设置急冷油控制塔底温度，防止塔底油大量裂化。采用低速转油线、减压炉管逐级扩径、高速段转油线逐级扩径吸收热胀量技术4）减压塔102、顶采用蒸汽机械组合式抽空系统方案装置减顶抽空系统采用蒸汽抽空+机械抽空系统，该方案节能效果较为理想。因此，本次设计推荐采用蒸汽抽空+机械抽空的组合抽空方案。4）减一线生产减压重芳烃组分为了尽可能多产重芳烃，避免下游装置的无效加工，在减压塔减一线集油箱下设置重芳烃分馏段，通过减一线生产重芳烃组分，提高装置的轻油收率。5）应用“窄点” 技术优化换热网络，采用高效换热设备综合运用HTRI传热软件及LPEC开发的HENS等优秀传热软件，在采用“窄点”技术的基础上，对窄点温差、热量回收率、换热终温及设备投资、操作费用等方面予以优化，从而获得最优化的换热网络，并适当采用高效强化传热设备，以提高传热效率，降103、低投资。即，以换热网络的年总费用作为本方案设计目标，以窄点技术为基本出发点，辅以具有工程设计经验的专家诊断系统；采用优化的双温差设计换热网络，结合网络能量松弛原理进行全网络的调优，通过多方案经济技术分析，确定出适宜的换热网络设计方案。此外，通过换热网络系统模拟及弹性分析，确保换热网络在装置加工不同性质重油和产品要求范围内，具有较好的适应性。6）采用多装置间热联合装置的产品全部为中间产品，需经下游装置进一步加工。为减少装置间物流重复换热和冷却的负荷，减少操作费用，本次设计采用多装置间热联合技术，装置产品换热后直接热出料进入下游装置，减少冷却负荷，同时还可按规定计算热出料负荷，减少装置能耗。为保证104、在下游装置短期停工时装置能正常生产，设置备用冷却器。7）采用低温热回收技术回收装置的低温余热换热网络的优化模拟中，在不影响装置换热终温的情况下，装置内的低温位热量采用以下的方法进行回收利用，降低装置的冷公用工程消耗，降低装置的能耗。8）采取多种措施降低装置的水消耗采用多种行之有效的措施节约用水，主要措施有：a）较多的采用空冷器，节约冷却用水。b）产品采用热出料，降低冷却负荷，节约冷却用水。c）电脱盐注水采用工厂的汽提净化水，节约新鲜水用量。d）药剂配置采用工厂的汽提净化水，节约新鲜水用量。9）塔顶气体全部回收利用减压塔顶气体全部进行集中，经液环增压泵升压后一起送焦化装置回收利用；当焦化装置暂时105、不开时，塔顶瓦斯气送系统火炬。9）采用工艺和设备防腐、抗腐相结合的防腐措施设置一脱三注，从工艺上采用防腐措施。根据物料性质及操作温度和压力，遵照有关技术标准和规定，进行设备和管道的选材。通过工艺和设备联合防腐措施，满足装置长周期安全运行。4.1.3 工艺流程简述.1 工艺流程简述常压渣油自罐区自流进入本装置，经升压换热后进入电脱盐罐进行脱盐脱水，再经过换热后送至减压炉，经减压炉加热后进入减压塔。减压塔顶气经增压器、蒸汽和机械抽真空及冷却器冷凝冷却后，进入减压塔顶分液罐进行气液分离。减顶不凝气经增压升压后送出装置。减压塔顶分液罐分出的凝缩油由泵抽出送出装置。减一线及一中油由泵抽出分两路，一路作为106、内回流，另一路经换热、冷却后分两路，一路再经冷却后返回减压塔；另一路作为作为重芳烃送出装置。减二线及二中油由泵抽出经换热后分两路，一路作为减二中返回减压塔，另一路作为减压蜡油送出装置。减三线及三中油由泵抽出后分两路，一路作为内回流，一路经换热后分两路，一路作为减三中返回减压塔，另一路经换热后与减二线蜡油一起作为蜡油送出装置。减压渣油经泵抽出经换热后，一部分作为急冷油返回减压塔，另一部分继续经换热后送出装置。工艺流程见附图。.2 主要操作条件表4.1-5 主要操作条件序号项 目单位数值1电脱盐2电脱盐温度1483电脱盐注水量%584电脱盐注破乳剂量ppm10305减压炉6减压炉进料温度3577减107、压炉出口温度4108减压塔9减压塔顶压力mmHg(A)1510减压塔顶温度7511减一线（减一中）抽出/返回温度121/5012减二线（减二中）抽出/返回温度223/16013减三线（三中）抽出/返回温度312/21214减压塔底温度36515减压塔蒸发层温度3924.1.4 装置物料平衡装置物料平衡见表4.1-6。表4.1-6 物料平衡表项目收率(%)产量原料常压渣油100.00419.88合计：100.00419.88产品干气0.110.46减压重芳烃3.6615.37蜡油43.01180.60减渣53.22223.45合计：100.00419.884.1.5 主要设备选择.1 静设备1）108、塔类a) 减压塔减压塔规格为F6000/F8800/F540045000mm（切线），塔内采用新型高效高通量规整填料和液体分配器及收集器；进料采用高效气液分配器。由于本装置加工的重油较重（20密度为925.2kg/m3），减压拔出率较高，达到37.59%（m），在正常100%负荷下减压塔F因子已经达到3.11，因此本次设计减压塔的塔径确定为8.8米。减压塔是装置内核心分馏塔之一，担负着为下游装置提供满足其进料要求的减压蜡油和提高装置总拔出率的重任。为减少减压塔的全塔压降，降低操作成本，减小塔径，降低投资，减压塔选择填料塔。为均衡减压塔负荷，减压塔设置三个侧线。控制减一线产品质量，使其满足重芳烃109、的干点要求，减一线既可作为加氢裂化原料，亦可作为重芳烃加氢原料；减二线和减三线为轻蜡油，作为加氢裂化原料。减压塔的内件是实现减压塔低压降、高通量和高分馏效率、产品高质量和高拔出率的关键。目前世界上大多数炼厂燃料型减压塔，洗涤段常选择高性能的防堵规整填料；换热分馏段宜选择高性能规整填料。综合国内外燃料油减压塔的使用情况，全塔共设五段规整填料。其中第一段、三段、四段填料为换热段；第二段填料为重芳烃分馏段；第五段填料为洗涤段。塔底汽提段设六层塔盘，通过蒸汽微湿式汽提提高深拔效果。考虑硫酸腐蚀，上部壳体采用Q345R+S11306复合板，中间壳体采用Q345R+ S30403复合板，下部壳体采用Q34110、5R+ S31603复合板。上部填料材质采用S30403，中间填料材质采用S31608，下部填料材质采用S31708，塔盘材质采用S31603。2）容器类本次设计电脱盐系统采用三级脱盐，罐体规格为480036000（切线）。装置共需容器类设备19台。3）冷换类冷换设备的选型中尽量选用大壳径的换热器，以减少换热器的设备台位数。同时，为了减少换热器面积，降低设备投资，适当选用了一些T型翅片管、波纹管等具有强化传热措施的冷换设备，既减少了换热面积、节省设备投资又降低操作费用。根据总传热系数提高倍数，换热网络如果全部采用高效传热设备，可节省30以上的传热面积。而高效传热设备一般比普通光管设备仅增加10111、15的投资费用，采用高效传热设备后可以净节省投资1015以上。因此本次设计尽可能以大型冷换设备为主，并适当采用强化的冷换设备。为减少冷换设备投资，减少占地面积，本次设计尽可能选择大型、高效冷换设备。装置换热器选材按高硫高酸工况考虑，具体选材详见工艺设备表。.2 加热炉加热炉是本装置的关键设备，加热炉的负荷能力直接影响整个装置的处理能力。本装置设计处理能力为420万吨/年，减压炉的操作热负荷为27.3MW。1）炉型减压炉采用辐射-对流型立管箱式炉，采用辐射对流型立式炉。油品介质经对流段预热后进入辐射段，在辐射室加热至所需温度后在辐射炉顶位置出炉。对流段扩面管采用钉头管以强化传热，提高对流传热系数112、，辐射炉管出口转油线的膨胀可以通过出口炉管的位移来协调吸收。2）炉管材料本装置所加工重油为高硫高酸重油，根据被加热介质的温度及腐蚀状况，减压炉炉管材质采用TP316L。3）余热回收系统为了提高加热炉热效率，设计了余热回收系统。根据本装置的平面布置特点，减压炉预热器放置在地面，并设置冷空气旁路，以调节烟气的排放温度，避免露点腐蚀。4.1.6 装置平面布置.1 装置布置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 GB50058-1992建筑设计防火规范 GB50016-2006石油化工工艺装置布置设计规范 SH3011-2011石油113、化工企业环境保护设计规范 SH3024-1995石油化工企业职业安全卫生设计规范 SH3047-1993 2）布置原则a）满足工艺要求，流程式布置与同类设备相对集中相结合。b）认真贯彻“工厂设计模式改革”精神，在满足生产要求和安全防火、防爆的前提下，尽量减少装置占地，以节省投资。c）保证装置的安全可靠性和必要的操作、检修空间。.2 管道选材1）管道器材选用原则a）管道器材按石油化工管道设计器材选用通则（SH3059-2001）的要求进行选用。b）对临氢介质的管道器材按最新版“纳尔逊曲线”进行选材。c）对含硫化氢介质的管道器材按最新版“柯柏曲线”进行选材。d）对高硫介质的管道器材按SH/T312114、9-2002进行选材。4.1.7 消耗指标及能耗.1 装置公用工程消耗装置公用工程消耗见表4.1-8。表4.1-8 公用工程消耗量表序号项 目单 位消耗量备注1燃料油kg/h4920按标准燃料油计2电kW.h/h3800其中6000V 2500 380V 1200 220V 10031.0MPa蒸汽t/h10最大2041.0MPa蒸汽t/h-8.2装置自产50.3MPa蒸汽t/h9最大126新鲜水t/h1间断，最大3007循环水t/h1400最大20008净化水t/h48最大1009净化空气m3n/min810非净化空气m3n/min10间断11含油污水t/h1012含硫含油污水t/h1913115、含盐污水t/h4814除氧水t/h9最大1215脱盐水t/h3最大10016氮气m3n/min3间断.2 催化剂及化学药剂消耗装置催化剂、化学药剂消耗见表4.1-9。表4.1-9 催化剂、化学药剂消耗汇总序号名 称型号或规格年用量 t一次装入量 t预期寿命 年备注1缓蚀剂252破乳剂703有机胺25.3 装置能耗表4.1-10 能耗指标表序号项目单位耗量小时耗量燃料低热值单位能耗单位数量单位 数量单位 数量MJ/tkg标油/t重油1燃料油kg/t8.266 kg/h4920MJ/kg41.868346.06 2电kw.h/t6.384 kw.h/h3800MJ/kw.h10.8969.52 3116、1.0MPa蒸汽t/t0.003 t/h1.8MJ/t31829.62 40.3MPa蒸汽t/t0.015 t/h9MJ/t276341.78 5循环水t/t2.352 t/h1400MJ/t4.199.85 6汽提净化水t/t0.081 t/h48MJ/t7.120.57 7脱氧水t/t0.015 t/h9MJ/t385.195.82 8除盐水t/t0.005 t/h3MJ/t96.30.49 9净化风nm3/t0.806 nm3/h480MJ/nm31.591.28 10热出料MJ/h60250-101.22合计383.779.17 说明：根据GB/T 50441-2007规定，油品的热出117、料、热进料的温度等于或大于120 时，全部计入能耗；油品规定温度与120之间的热量折半计入能耗，油品规定温度以下的热量不计入能耗。.4 节能措施本装置通过采取如下节能措施，总体能耗达到相对较为先进的水平。a）采用“窄点”法优化换热流程；b）塔顶油气与重油深度换热，充分利用其低温热；c）回收低温余热。d）装置的大部分产品热出料至下游装置，与下游装置形成简单热联合；e）提高加热炉的热效率，降低燃料消耗；f）尽量采用空冷器，降低装置用水量。g）合理优化换热流程和平面布置，充分利用产品余热，减少管道往返散热；h）加强设备及管道的隔热保温，减少热量损失。附表 主要工艺设备表 序号设备名称规格介质名称操作118、条件数量总重t材质备注温度压力MPa(G)一塔类1减压塔6000/8800/540045000mm (切)内设5段填料和6层塔板常压渣油36515mmHg（绝）1400(不含内件)Q345R+S11306 (上)Q345R+S30403(中)Q345R+S31603(下)塔盘: 31603填料：30408(上)/ S31608(中)/ S31708(下)小计4续附表：主要工艺设备表序号设备名称规格介质名称操作条件数量总重t材质备注温度压力MPa(G)二加热炉类1减压炉27300kW常压渣油4101.01小计2续附表：主要工艺设备表设备名称规格介质名称操作条件数量总重t材质备注温度压力MPa(G119、)冷换类重油-减一中换热器BES1000-2.5-270-6/25-4Ib减一中/重油121/771.4/2.211210/ Q345R/Q345R重油-减二线及二中换热器BES1200-2.5-395-6/25-4I减二线及二中/重油200/1391.5/2.223310/ Q345R/Q345R重油-减三线换热器BES900-2.5-210-6/25-4I减三线/重油212/1331.6/2.221910/ Q345R/Q345R重油-减压渣油换热器BES1000-2.5-275-6/25-2Ib重油/减压渣油148/1882.2/2.144810/ Q345R /Q345R重油-减压渣油120、换热器BES1100-2.5-335-6/25-2Ib重油/减压渣油169/2502.2/2.1460S30403/ Q345R /Q345R+S30403重油-减三线及三中换热器BES1400-4.0-540-6/25-4I减三线及三中/重油256/2201.6/2.2615010(渗铝)/ Q345R+S30403/Q345R闪底油减三线及三中换热器BES1500-4.0-635-6/25-4I减三线及三中/闪底油281/2621.6 /2.24120S30403/ Q345R /Q345R+S30403闪底油-减压渣油换热器BES1300-4.0-465-6/25-4Ib闪底油/减压渣油121、296/3122.2/2.16144S31603/Q345R+S31603/Q345R+S31603续附表：主要工艺设备表设备名称规格介质名称操作条件数量总重t材质备注温度压力MPa(G)闪底油-减压渣油换热器BES1400-4.0-540-6/25-4I闪底油/减压渣油249/2802.2/2.14100S30403/Q345R+S30403/Q345R+S30403闪底油减三线及三中换热器BES1400-4.0-540-6/25-4I减三线及三中/闪底油312/2961.6 /2.26150S31603/Q345R+S31603/Q345R+S31603闪底油-减压渣油换热器BES1300122、-4.0-480-6/25-2Ib闪底油/减压渣油323/3652.2/2.16147S31603/Q345R+S31603/Q345R+S31603减二线及二中蒸汽发生器TBJS1400-2.5-515-6/25-6I除氧水/减二线及二中184/2231.1/1.512510/ Q345R/Q345R减一中冷却器BES700-2.5-120-6/25-4I循环水/减一中42/600.5/1.415.510/ Q345R/Q345R管内防腐蜡油冷却器BES1300-2.5-610-6/19-2I热水/减压蜡油95/1601.0/1.624210/ Q345R/Q345R减压渣油冷却器BES14123、00-2.5-680-6/19-4Ib热水/减压渣油95/1601.0/2.149610/ Q345R/Q345R脱盐注水-含盐污水换热器BES1000-2.5-270-6/25-4I脱盐注水/含盐污水110/1402.2/2.245010/ Q345R/Q345R管内外防腐含盐污水冷却器BES700-2.5-135-6/25-2I循环水/脱盐排水40/700.5/2.221110/ Q345R/Q345R管内外防腐减顶增压器器冷凝器专利商成套提供2S22053减顶一级抽空冷凝器专利商成套提供2S22053减顶二级抽空冷凝器专利商成套提供1S22053续附表：主要工艺设备表设备名称规格介质名称124、操作条件数量总重t材质备注温度压力MPa(G)空冷器类重芳烃空冷器P93-6-193重芳烃/空气1201.64片4010/Q345R风机:G-BF36B4-Vs30 48电机:YB225M-6W N=30KW4212减一中空冷器P93-6-193减一中/空气1211.62片2010/Q345R风机:G-BF36B4-Vs30 28电机:YB225M-6W N=30KW2F16小计6续附表：主要工艺设备表设备名称规格介质名称操作条件数量总重t材质备注温度压力MPa(G)容器类重油电脱盐罐480036000 （卧）重油1482.23675Q345R含除油设施减顶油水分离罐2600865612 （卧125、）减顶油、水400.04113Q245RPWHT减顶水封罐12005886x8 （立）减顶气、水400.0412.5Q245RPWHT减顶气分液罐20006135 10 （立）减顶气、水400.0416Q245RPWHT高压燃料气分液罐2000583510 （立）高压燃料气401.016Q245RPWHT火炬分液罐2800x9004x16 （卧）油气、油1500.1117Q245RPWHT电脱盐注水罐2600x3862x10 （立）电脱盐注水40常压14.5Q235B封油罐2000x8570x10 （卧）蜡油90常压17Q245R冲洗油罐2000x8570x10 （卧）重芳烃60常压17Q24126、5R净化压缩空气罐2000x6387x12 （立）净化压缩空气400.616Q245R非净化压缩空气罐2000x6387x12 （立）非净化压缩空气400.616Q245R烧焦罐1000x3550x10 （立）蒸汽、水2501.011.5Q245R轻污油罐2000x9229x14 （卧）埋地轻污油2000.118Q245R1.0MPa蒸汽汽包1400746816 （卧）蒸汽、除氧水1901.015.5Q345R1.0MPa蒸汽分水器800x2135x10 （立）蒸汽、水2501.011Q345R续附表：主要工艺设备表序号设备名称规格介质名称操作条件数量总重t材质备注温度压力MPa(G)17蒸汽127、扩容器650x3453x10 （立）蒸汽、水1501.011Q245R18磷酸三钠注入系统402.01C.S19有机胺注入系统402.01C.S20缓蚀剂注入系统402.01C.S21破乳剂注入系统402.51C.S22凝结水回收系统1801.01C.S续附表：主要工艺设备表设备名称规格介质名称操作条件数量总重t材质备注温度压力MPa(G)其它类减顶抽真空系统包括3级抽空器和2台水环泵及配套系统1由专利商成套提供 不凝气增压系统包括2台增压泵及配套系统1由专利商成套提供 小计2续附表：主要工艺设备表设 备名 称台 数技术规格或型号主要操作条件原动机型号功率KW备注操作备用介质流量m3/h温度入128、口压力Mpa(G)扬程m轴功率原动机功率机泵重油泵11CD8 81018J-1重油65240常压240YB2 4503-2W499 630闪底泵11CD8 81018J-1闪底油7172060.14240YB2 4503-2W483 630减一线及一中油泵11ZE80-315A减一线油1021380.24130YB2-250M-2W45 55减二线及二中油泵11CD8 81014L-1减二线油4062450.16150YB2-3554-2W165 250减三线及三中油泵11CD8 81016L-1减三线油7003030.1190YB2 4501-2W349 500过汽化油泵11ZE50-200129、B过汽化油303650.0154YB2-132S2-2W6 7.5减压渣油泵11CD8 6818G-1减压渣油3953650242YB2 4003-2W295 400续附表：主要工艺设备表设 备名 称台 数技术规格或型号主要操作条件原动机型号功率KW备注操作备用介质流量m3/h温度入口压力Mpa(G)扬程m轴功率原动机功率减顶油泵11SHP-FG50-32-6/130减顶油3.8 400.12130YB2-132S2-2W47.5减顶排水泵11SCAP50-32-8/120含硫污水6.9 400.06120YB2-160M1-2W1322液环真空泵11成套设备低压瓦斯水液环增压泵11成套设备低130、压瓦斯水减顶二级油泵11SCAP50-32-3/50含硫污水3 400.0750YB2-112M-2W24三级脱盐注水泵11ZE50-400A净化水50 400.01220YB2-280M-2W7190二级脱盐注水泵11ZE50-315B三级排水50 1401.05100YB2-250M-2W3055一级脱盐注水泵11ZE50-315 B二级排水50 1401.2100YB2-250M-2W3055电脱盐退油泵1ZE100-315重油150 140常压117YB2-280S-2W6375轻污油泵1自吸泵轻污油5050常压150YB2-250M-2W3455重污油泵1ZE80-2315重污油10131、090常压150YB2-250M-2W3755封油泵1165AYR100x2蜡油12.590常压146YB2-180M-2W2030冲洗油泵11SHP50-32-8/400重芳烃860常压400YB2-200L2-2W32454.2 延迟焦化装置4.2.1 装置概述根据xx石化有限责任公司大型混合芳烃及配套工程项目总流程的要求，拟新建一套230万吨/年延迟焦化装置。4.2.1.1 装置规模及年开工时数根据全厂总流程安排，延迟焦化装置设计规模为230万吨/年，实际处理量223.45万吨/年。循环比0.20.4可调，设计生焦周期为24小时。年开工时间为8400小时。装置弹性按60%110%考虑。4132、.2.1.2 装置组成装置由焦化部分、分馏部分、吸收稳定部分、吹汽放空部分、水力除焦部分、切焦水闭路循环部分和冷焦水密闭处理部分等部分组成。4.2.1.3 原料及产品性质1）原料装置加工的主要原料为自渣油脱蜡装置来的减压渣油。吸收稳定部分还处理渣油脱蜡装置的含硫气体、混合芳烃加氢装置的气体和重整装置的气体和含硫石脑油共计4股物流。减压渣油的一般性质见表4.2-1。表4.2-1 减压渣油的一般性质序号项 目减压渣油备注1比重0.982C w%86.443H w%11.424硫含量w%0.845酸值mgKOH/g0.466总氮含量ug/g9005.997康氏残碳w%15.668100运动粘度, m133、m2/s9镍, ug/g52.1710钒, ug/g2.6411Ca, ug/g15.9612Fe, ug/g41.0213胶质w%41.5714沥青质w%2.88注：以上数据为业主提供。表4.2-2 原料气体组成项目渣油脱蜡气体项目加氢气体项目重整气体温度，40温度，40温度，40压力,MPag0.3压力,MPag0.2压力,MPag0.8分子量30.3分子量30.0分子量45.5组成,mol%组成，mol%组成，mol%H27.7H2O1.53H2S4.43CH431.4H229.54H225.56C2H69H2S10.82CH48.16C2H42NH30.59C2H66.74C3H89.134、8CH49.79C3H817.06I-C4H102.4C2H613.45I-C4H1021.00n-C4H100.1C3H815.18n-C4H1016.30H2S8I-C4H105.42I-C5H120.06CO26.3n-C4H103.12H2O0.69AIR11.1I-C5H120.24-C5+5.4n-C5H120.05-C6+10.27-表4.2-3 重整石脑油组成项目石脑油温度，40压力,MPag1.3分子量58.8组成,mol%H2S0.14H20.3CH40.58C2H63.09C3H87.6I-C4H1030.67n-C4H1037.12I-C5H1213.86n-C5H12135、5.74C6+0.92）产品性质a）干气性质表4.2-4 干气组成分子量18.62组成，m%H2O0.56H215.08H2S3.87CO20.24CH454.12C2H620.60C2H42.55C32.98b）液化气性质表4.2-5 液化气组成分子量49.24组成，m%H2S0.49C2H60.27C3H837.63C3H615.83nC4H1021.81iC4H109.71C4H812.621,3-C4H6(丁二烯)0.15NH31.49c）轻芳烃性质表4.2-6 轻芳烃性质项目轻芳烃分析方法密度（20）/（g/cm3） 0.730 SH/T 0604 溴价/（gBr/100g） 81 136、SH/T 0630 w（S）/% 0.34 GB/T 17040 w（N）/（g/g） 460 SH/T 0657 馏程/ GB/T 6536 初馏点40 5% 56 10% 66 30% 90 50% 113 70% 136 90% 158 95% 166 终馏点180 d）重芳烃性质表4.2-7 重芳烃性质项目焦化重芳烃分析方法密度（20）/（g/cm3） 0.845 SH/T 0604 溴价/（gBr/100g） 41 SH/T 0630 w（S）/% 0.47 GB/T 17040 w（N）/% 0.24 SH/T 0704 馏程/ GB/T 6536 初馏点180 5% 198 10137、% 208 30% 241 50% 273 70% 305 90% 337 95% 347 终馏点365 e） 蜡油性质表4.2-8 蜡油性质项目焦化蜡油分析方法密度（20）/（g/cm3） 0.931 GB/T 2540 运动粘度/（mm2/s） GB/T 11137 808.25 1005.25 w（残炭）/% 1.2 GB/T 17144 w（沥青质）/% 0.1 RIPP 10-90 w（S）/% 0.66 GB/T 17040 w（N）/% 0.71 SH/T 0704 馏程/ GB/T 9168 初馏点360 5% 374 10% 382 30% 404 50% 428 70% 4138、55 90% 487 95% 497 终馏点515 f）焦炭性质表4.2-9 焦炭性质项目石油焦分析方法w（挥发分）/% 9.2 SH/T 0026 w（S）/% 1.3 元素分析仪w（Ca）/（g/g） 68 ASTM D5708 w（Fe）/（g/g） 175 ASTM D5708 w（Ni）/（g/g） 220 ASTM D5708 w（V）/（g/g） 11 ASTM D5708 备注：数据来自石科院2012年7月提供的xx石化230 万吨/年延迟焦化装置可研数据表。4.2.2 工艺技术方案选择4.2.2.1 工艺技术来源及简述1）采用24小时生焦周期2）采用“两炉四塔”工艺流程3）采139、用“可灵活调节循环比”工艺流程循环比主要是用来控制重蜡油的干点和残炭。循环比大，重芳烃收率高，蜡油收率低，蜡油质量好；循环比小，重芳烃收率低，蜡油收率高，蜡油质量差。以前，焦化装置普遍采用反应油气和减压渣油在分馏塔进料段直接换热的流程，利用换热深度来控制进料油气中重组分的冷凝量，从而调节循环比。但是，该流程在小循环比的条件下（低于0.2），分馏塔下部容易结焦，影响辐射进料泵的正常运转，并导致辐射炉管结焦而缩短装置运行周期，难以实现小循环比操作。LPEC的可灵活调节循环比流程采用增加循环油抽出设施，循环比的调节直接采用循环油与减压渣油混合的方式，反应油气热量采用循环油中段回流方式取走，取消反应油140、气在塔内直接与减压渣油换热的流程。这样，不但循环比可以灵活调节，而且可以大大降低在较低循环比或零循环比下分馏塔下部的结焦倾向，同时，由于进料的减压渣油不直接与含有焦粉的反应油气接触，辐射进料泵的焦粉含量可以大幅度减少，因而可以减缓辐射进料泵的磨损，延长辐射进料泵的使用寿命。该流程的循环油不但可以是重蜡油，而且可以是轻蜡油或重芳烃，不但可以实现蜡油循环，而且可以实现馏分油循环。可灵活调节循环比流程在长岭、广石化、吉化、武石化、扬子、金陵等炼厂已得到成功的应用，循环比可降到0.2以下，操作稳定效果良好，本方案采用可灵活调节循环比流程。4）采用优化的换热流程为提高原料进炉温度，减少加热炉负荷，降低能141、耗，本方案采用优化的原料换热流程，减少蒸汽发生量，侧线产品与原料深度换热，原料的换热终温由常规的210220提高到311，可以减少加热炉热负荷，减少燃料耗量。5）采用环境友好的污水、污油、废气处理流程延迟焦化工艺是将减压渣油转化为较轻质油品和焦炭的工艺。焦炭的去除采用水力除焦技术，焦炭在冷却、切除过程中不可避免地会产生粉尘、污水、废气等污染，严重影响装置及周围的环境。为改变这种状况，减少污染，本设计采取如下措施。a）冷焦水密闭循环，消除恶臭气味焦化装置的焦炭塔，在冷焦处理过程中产生的冷焦水含有油和硫化物，由于其温度较高，从冷焦水中挥发出来气体恶臭难闻，不但对人体危害较大，而且严重污染周围的环境142、。传统焦化的敞开式流程，冷焦水在除油、冷却、储存的过程中，由于其整个过程都是敞开的，对周围环境污染较大。本方案采用无污染的冷焦水密闭循环流程，对冷焦水全过程进行密闭循环处理，消除冷焦水对周围环境的污染。处理后的冷焦水再循环使用，从冷焦水中回收的污油作为急冷油回炼。b）污油回炼从旋流除油器中分出的油相含有90%(wt)的水，需进一步沉降脱水。因此，采用沉降罐增加油水分离时间的方法进行脱水，污油送到污油罐，由污油泵打到焦炭塔或原料缓冲罐进行回炼。装置其它部分的污油也可以送到污油罐。c）采用密闭吹气放空系统采用密闭吹气放空系统，实现焦炭塔吹气放空过程无废气排放。6）装置连续运行周期达到3年本次设计采143、用以下措施延长装置运行周期。（1）采用国产化的新型双面辐射加热炉，提高焦化炉的连续运行周期a）采用双面辐射加热炉辐射炉管采用双面辐射形式布置，以提高其平均热强度，降低峰值热强度，因而可降低最大油膜厚度、管壁温度、物料停留时间。与单面辐射炉型相比，热强度的分布不均匀度减少30%以上。b）采用在线烧焦技术在线烧焦就是在不停焦化加热炉的条件下，对多管程加热炉中的某一列管程进行空气-蒸汽烧焦。采用在线烧焦技术可以延长焦化炉的连续运行时间，缩短停炉烧焦次数，从而提高装置的经济效益。c）采用多点注汽技术根据管内介质不同的加热阶段，在管路系统不同部位分别注入不同比例的蒸汽。减缓减压渣油在炉管中的结焦，延长焦144、化炉的运行周期。d）提高炉管材质等级加热炉炉管选用1Cr9Mo，提高炉管表面允许温度，延长使用寿命。e）采用新型燃烧器根据辐射炉膛结构、炉管布置型式等，采用小能量和相对扁长形及低NO燃烧器，以保证在提供工艺所需热量相匹配的炉膛单位燃烧热容积下，炉膛内热强度分布的均匀性和环保法规的要求。（2）主要关键机械设备和阀门采用进口设备对于装置内主要关键机械设备和阀门采用进口设备，如辐射进料泵、四通阀和大口径的高温球阀。（3）采用“可灵活调节循环比”工艺技术，有效减少分馏塔底结焦（4）焦炭塔设置注消泡剂接口和中子料位计措施，减少焦粉夹带为减小焦炭塔泡沫层高度，提高装置的安全性，采取向焦炭塔注消泡剂措施。同145、时为准确检测焦炭塔内焦炭层高度，焦炭塔安装中子料位计。7）优化、可靠的分馏塔设计a）进料分布器过去的焦化分馏塔油气进料，均不设置气体分布器，大量油气高速冲入分馏塔，在进料段引起大量的雾沫夹带，直接影响了蜡油的质量，给后续加工装置带来较大的影响。并且，焦粉也会被带到重芳烃、轻芳烃和气体中，引起设备的堵塞和磨损，影响装置的长周期安全生产。本方案采用特殊结构分布器，减少雾沫夹带和产品中焦粉的夹带。b）良好的洗涤段设计以前的焦化分馏塔洗涤段的设计较简单，反应油气的脱过热，仅仅靠几层固舌塔盘或几层简单的人字挡板，液体的分配不均匀，造成洗涤效果差，焦粉夹带严重。本次方案报告，在分馏塔换热段设置了7层的换热146、挡板，并配以良好的液体分布器，大大的改善了洗涤效果。c）采用高效塔盘目前，在国内比较广泛使用的塔盘为“条形”类塔盘,此类塔盘与圆形浮阀塔盘相比，具有以下优点：处理能力大，正常情况下，处理量比浮阀塔盘可以提高1520%左右；不易脱落，由于浮阀为矩形结构，可以避免浮阀在操作过程中由于旋转而引起的磨损、脱落；塔盘效率高，由于此类塔盘在弓形区设有导向装置，可以有效的减少弓形区液体的返混，提高塔盘的分离效率。d）塔底设置循环泵进行连续的循环搅拌防止塔底焦粉堵塞。8）较高的重芳烃收率为提高重芳烃收率，在焦化分馏塔的设计中采用以下技术：a) 采用高性能浮阀塔盘b) 设置蜡油汽提塔将蜡油中的重芳烃组分汽提出来147、，可以提高约1.5%的重芳烃收率。9）设置吸收稳定系统回收干气、液化气采用传统压缩-吸收-解吸-稳定的轻烃回收流程，回收干气及液化气。该流程工艺成熟，干气及液化气产品分离效果好，收率高。10）设置注消泡剂、阻焦剂设施为减小焦炭塔泡沫层高度，降低焦炭塔高度，减少焦炭塔投资，提高装置的安全性，采取向焦炭塔注消泡剂措施。同时采用低硅油组分消泡剂，避免对下游加氢装置催化剂的影响。注入阻焦剂可以有效延缓结焦，提高装置的开工周期。11）装置自动化程度高装置除采用DCS控制和SIS连锁保护外，还采用LPEC开发的除焦程序控系统，塔顶盖自动装卸系统，实现了除焦过程和塔顶盖装卸的自动化。不仅提高除焦速度，还减轻148、劳动强度和提高操作安全性。a）采用程序控制水力除焦技术采用程序控制可对除焦的各种操作进行显示和控制，实现安全联锁，并对钻具位置进行动态模拟数字显示。b）采用自动切换联合钻孔切焦器采用自动切换联合钻孔切焦器，在除焦过程中无论除焦器在塔内任何位置，只要除焦控制阀开关一次，除焦器就会改变一次除焦状态。不需要提出塔口换钻具或堵喷嘴。自动切换除焦器采用流线型喷嘴，射流集中，除焦效率高。c）采用塔顶、底盖自动装卸机为提高操作安全性，保证装置安全、平稳运行，减小操作工人的劳动强度，本设计采用塔顶、底盖自动装卸机械。d）设置焦炭塔安全操作控制（Co-PICS）系统为以避免误操作，提高装置的控制水平，本次设计采149、用洛阳石化工程公司开发的焦炭塔安全操作控制（Co-PICS）系统。延迟焦化装置焦炭塔安全操作控制系统（Co-PCIS）的主要功能是将焦炭塔系统的操作规程和要求程序化，以工艺操作步骤为主轴，以上一步操作、设备状态以及内操指令为条件，进行每一步操作。只有在正确完成上一道工序后，才能进入下一道工序进行操作；对于不允许外操进行开/关操作的阀门、设备等，安全联锁系统自动切断其电源，只有当安全联锁系统判断需要外操进行开/关操作且内操发出进行操作的指令时，安全联锁系统才自动接通其电源。有效的避免了误操作的发生，保证了焦炭塔系统操作的安全和平稳。12）较低的能量消耗本设计采用多种节能降耗措施，降低装置能耗，装150、置设计能耗（焦化+吸收稳定）为26.66千克标油/吨原料。4.2.3 工艺流程简述4.2.3.1 工艺流程简述1）焦化部分自渣油脱蜡装置来的减压渣油（155）首先经过原料油-重芳烃及回流换热器（E-101A/F，省略装置代号以及动力编号，简称“E-101A/F”，下同。）换热后，进入原料油缓冲罐（D-101），然后由原料油泵（P-101A/B）抽出，经原料油-中段回流换热器（E-102）、原料油-蜡油换热器（E-103A/B）、原料油-循环油换热器（E-104A/F）换热后与焦化分馏塔底循环油混合后进入加热炉进料缓冲罐（D-102）。然后由辐射进料泵（P-102A/B）抽出进入焦化加热炉（F-151、101A/B）并加热到500，再经过四通阀进入焦炭塔（C-101A/D）底部。原料在焦炭塔内进行裂解和缩合反应，生成焦炭和油气。高温油气自焦炭塔顶至焦化分馏塔（C-102）下段，经过洗涤板从蒸发段上升进入蜡油集油箱以上分馏段，分馏出富气、轻芳烃、重芳烃和蜡油馏份；焦炭聚结在焦炭塔内。循环油自C-102塔底抽出，经泵（P-109A/B）升压后分为两部分，一部分返回到原料油进料线与渣油混合；一部分经E-104A/F换热后作为冷洗油返回焦化分馏塔人字挡板上部和塔底部。蜡油回流从蜡油集油箱中由蜡油回流泵（P-107A/B）抽出，一部分作为内回流返回分馏塔，另一部分经稳定塔底重沸器（E-203A/B）换152、热后返回分馏塔。蜡油从蜡油集油箱中自流进入蜡油汽提塔（C-103），C-103顶油气返回分馏塔。C-103底蜡油由蜡油泵（P-108A/B）抽出，经E-103A/B、蜡油蒸汽发生器（E-109）、除氧水-蜡油换热器（E-107）换热后分为两路，一路作为急冷油与焦炭塔顶油气混合，另一路蜡油经蜡油冷却器（E-113A/B）换热到80后出装置。中段回流由中段回流泵（P-106A/B）抽出，经E102、解吸塔底重沸器（E-202）后，返回分馏塔。重芳烃由重芳烃泵（P-105A/B）抽出后，一部分作为内回流返塔，一部分经E-101A/J、重芳烃蒸汽发生器（E-108）换至180后再分两部分。一部分作为回153、流返回分馏塔，其余经过富吸收油-重芳烃换热器（E-106）、低温水-重芳烃换热器（E-119A/B）换热到60后分为两路。一部分经重芳烃吸收剂泵（P-110A/B）升压后再经重芳烃吸收剂冷却器（E-115A/B）冷到40，作为吸收剂进入再吸收塔（C-203），另一路重芳烃出装置。分馏塔顶循环回流由顶循环回流泵（P-104A/B）抽出，一部分作为内回流返回分馏塔，另一部分经低温水-顶循换热器（E-120A/B）冷却后返塔。分馏塔顶油气经分馏塔顶空冷器（A-120A/L）、分馏塔顶后冷器（E-114A/D）冷却到40进入分馏塔顶油气分离罐（V1103）进行油、气、水分离。轻芳烃由轻芳烃泵（P-10154、3A/B）抽出送至吸收塔（C-201）。富气经富气压缩机升压，然后送至吸收稳定部分。焦炭塔吹汽、冷焦时产生的大量蒸汽及少量油气进入接触冷却塔（C-104）进行洗涤。洗涤后重质油用接触冷却塔底泵（P-111A/B）打至接触冷却塔底油及甩油冷却水箱（E-117A/B）冷却至80，一部分作冷回流返回C-104，一部分回炼；塔顶蒸汽及轻质油气经接触冷却塔顶空冷器（A-121A/H）、接触冷却塔顶水冷却器（E-116A/B）后，进入接触冷却塔顶油气分离罐（D-108），分出的污油由污油泵（P-117A/B）送至污油罐（D-404），污水送出装置。2）吸收稳定部分压缩富气与吸收塔底油、解吸塔顶油气混合经富155、气空冷器（A-211A/B）、混合富气冷却器（E-206A/D）冷却到40，然后进入进料平衡罐（D-201）进行气液分离。分离出来的气体进入吸收塔（C-201）下部；分离出来的凝缩油由解吸塔进料泵（P-201A/B）抽出，经过解吸塔进料-稳定轻芳烃换热器（E-209）换热后进入解吸塔（C-202）顶部。由泵P-103A/B送来的粗轻芳烃作为C-201的富气吸收剂。稳定轻芳烃泵P-205A/B将稳定轻芳烃送至C-201作为补充吸收剂。吸收塔顶部出来的贫气进入再吸收塔（C-203），用重芳烃吸收剂再次吸收，以回收吸收塔顶携带出来的轻芳烃组分。再吸收塔底富吸收油经过重芳烃换热器（E-106）返回分馏156、塔（C-102），塔顶干气送至脱硫装置。吸收塔中段油由吸收塔中段回流泵（P-203A/B）抽出经过吸收塔中段冷却器（E-204A/B）冷却后返回吸收塔（C-201）。解吸塔中段重沸器（E-201）由稳定塔底油供热。解吸塔底重沸器（E-202）由分馏塔中段回流供热，以除去在吸收塔吸收下来的C2组分。解吸塔底脱乙烷轻芳烃经稳定塔进料泵（P-202A/B）打至稳定塔。塔顶气经稳定塔顶冷却器（E-207A/H）冷凝冷却后，进入稳定塔顶回流罐（D-202）。分离出的液化气由稳定塔顶回流泵（P-206A/B）抽出，将一部分液化气送至脱硫装置，另一部分作为稳定塔顶回流。塔底稳定轻芳烃在重沸器（E-203）中157、被焦化分馏塔来的蜡油加热以脱除轻芳烃中的C3、C4组分。由塔底出来的稳定轻芳烃经E-201，E-209低温水-稳定轻芳烃换热器（E-205 A/B），稳定轻芳烃冷却器（E-208A/B）冷却到40后分两路，其中一路作为稳定轻芳烃出装置，另一路经稳定轻芳烃泵（P-205A/B）升压后送到吸收塔作补充吸收剂。3）冷焦水部分自焦炭塔来的冷焦水自流到冷焦水缓冲罐（D-401），然后由泵（P-421A/B）抽至除油器（D-405A/D）进行油水分离。分出的水相经空冷（A-401A/H）冷却后进冷焦水储罐（D-402）储存、回用；油相（含90%的水）经沉降罐（D-1403A/B）沉降隔油后，污油进污油收集158、罐（D-404），水由泵送到冷焦水储罐（D-402）回用。4）切焦水处理切焦排水经溜槽自流进入切焦水沉淀池，小部分与焦炭掺混进入储焦池。储焦池内的切焦水自流入储焦池水提升池，由储焦池水提升泵输送至切焦水沉淀池。切焦水提升泵将沉淀后的切焦水压入过滤器，切焦水过滤后进入切焦水高位储罐，供高压水泵切焦使用。切焦水每天使用二次，每次使用时间约为8小时。工艺流程见附图。4.2.3.2 主要操作条件表4.2-10 主要操作条件项 目单 位数 值反应压力（焦炭塔顶）MPa（G）0.15加热炉出口温度495505循环比0.20.4生焦周期h24加热炉入口温度311焦炭塔顶温度常温450变化焦炭塔底温度常温50159、0变化反应油气入分馏塔温度415分馏塔顶压力MPa（G）0.10分馏塔顶温度111顶循环回流抽出温度 130顶循环回流返回温度85重芳烃抽出温度217重芳烃回流返塔温度180中段回流抽出温度302中段回流返回温度232蜡油抽出温度355重蜡油回流返塔温度230压缩机入口压力MPa（G）0.04压缩机出口压力MPa（G）1.3吸收塔顶压力MPa（G）1.25吸收塔顶温度48解吸塔顶压力MPa（G）1.3解吸塔顶温度834.2.4 装置物料平衡装置物料平衡见表4.2-11。表4.2-11 物料平衡表原料收率(%)产量减渣95.24223.45常压干气0.1960.46HC含酸干气2.6176.14160、预加氢含硫气体0.3150.74预加氢含硫轻石脑油0.8962.10HT干气0.7361.73合计100.00234.62产品/侧线焦化干气8.5820.13焦化液化气3.828.96焦化轻芳烃15.0335.27焦化重芳烃32.1075.30焦化蜡油18.1942.68石油焦22.2952.29合计100.00234.624.2.5 主要设备选择4.2.5.1 静设备1）焦炭塔 设备材料和结构特点：焦炭塔壳体直径9000mm，切线长26000mm,主体材料为：上段采用SA387Gr11CL1+S11306复合板；下段由于有焦炭层保护，腐蚀不严重，故采用SA387Gr11CL1。焦炭塔操作时每161、48小时左右温度、压力要经过一个循环，因此焦炭塔会产生低频疲劳破坏，且破坏主要发生在裙座顶部与筒体的连接处。为了提高焦炭塔的使用寿命，此部位采用整体锻件结构，材料为SA336F11CL1(锻件)，同时为减少筒体和裙座之间的温度梯度，在裙座顶部采用热箱结构。设备制造、检验和运输包装的特殊要求：焦炭塔可以分片制造也可以在制造厂整体制造。整体运输应考虑大件运输的可行性。2）焦化分馏塔设备材料和结构特点焦化分馏塔，壳体直径6400，切线长45200mm，内设35层双溢流塔盘，下部设7层人字挡板。由于原料含硫较高，为防止设备腐蚀,上部筒体和封头采用Q345R+S11306复合板, 内件采用S11306，162、下部筒体和封头采用Q345R+S30403复合板, 内件采用S30408。.2 机械1）主要设备技术特性及选型1） 气压机组根据工艺参数，富气压缩机选用水平剖分、两段压缩的离心式压缩机，轴封采用干气密封。汽轮机选用背压式汽轮机。2） 辐射进料泵辐射进料泵是输送塔底渣油的关键设备，其输送的介质为高温油类，因此要求有极好的密封性以保证热油不外漏。由于原料中含有硫，因此泵的某些零部件要求具有抗硫腐蚀的能力，选材要适宜。辐射进料泵组采用国外产品，共2台，1台操作，1台备用。泵组由泵体、联轴器、电机及联合底座等组成。泵体为卧式离心式，泵进出法兰均向上布置。驱动电机采用国内产品。3）水力除焦系统机械设备水163、力除焦系统主要设备有高压水泵、除焦控制阀、自动切换联合钻孔切焦器、钻杆组件、钻机绞车及滑轮组、水涡轮减速机、除焦胶管、水力除焦程序控制系统、塔顶盖自动装卸机、塔底盖装卸机、电梯、抓斗起重机及气动球阀等。.3 加热炉本装置设有两台焦化炉（设备位号F-101A和F-101B）。每台加热炉炉体由两个辐射室、两个对流室及一个烟囱组成。辐射炉管采用单排管双面辐射的水平排管结构，炉管规格1271019500，每程26根，共8管程。对流炉管采用高频焊翅片管以加强传热。介质分八管程从两炉的对流段上部入炉，经对流室加热后进入辐射段，由辐射室下部出炉。1） 为了达到比较均匀、合理的热强度，降低介质在管内的停留时间164、，减少管路结焦，焦化炉按八燃烧室八管程设计。采用双面辐射立式炉型，辐射炉管采用卧管单排管双面辐射形式布置。2） 燃烧器采用小能量扁平火焰低NOx气体燃烧器，由于其能量相对较小、火焰短且扁平的特点，配合辐射炉管的合理布置，可以使辐射炉膛内的热强度分布均匀，炉管周向和长度方向受热均匀，同时又可以缩短燃烧器与炉管之间的距离，减小炉膛尺寸。该燃烧器可降低火焰的最高温度，有效的减少了烟气中的NOx含量，延缓结焦并减少环境污染。3）在辐射炉管外表面迎火面设有管壁热电偶，以监测炉管壁温的变化，全面评估管路结焦程度。4）选用合适管径的炉管、并采用三点注汽新技术，提高管内流体流速，提高介质汽化率。5） 炉管及急165、弯弯管采用1Cr9Mo材质，以增强炉管的抗高温氧化、抗腐蚀能力，提高管路使用寿命。6） 为了提高传热系数，节省合金钢管和减小管内压降，对流炉管按扩面管设计。7）为提高加热炉热效率，降低装置能耗，在地面设置了空气预热系统，用于回收烟气余热。预热后的空气供加热炉自身燃烧使用。采取适当的措施防止预热器低温露点腐蚀。8） 加热炉的炉衬设计：辐射段为耐火砖及复合纤维结构，对流段采用轻质耐热衬里，烟风道系统内保温采用轻质耐热衬里，外保温采用耐火纤维毯。4.2.6 装置平面布置4.2.6.1 装置布置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166、 GB50058-1992建筑设计防火规范 GB50016-2006石油化工工艺装置布置设计规范 SH3011-2011石油化工企业环境保护设计规范 SH3024-1995石油化工企业职业安全卫生设计规范 SH3047-1993 2）布置原则a）满足工艺要求，流程式布置与同类设备相对集中相结合。b）认真贯彻“工厂设计模式改革”精神，在满足生产要求和安全防火、防爆的前提下，尽量减少装置占地，以节省投资。c）保证装置的安全可靠性和必要的操作、检修空间。d）装置平面结合现有地形呈长方形布置,储焦池布置在装置的北测；富气压缩机布置在压缩机棚内，压缩机采用半敞开式布置并设置桥式检修吊车；考虑到管桥的宽度167、，设备尽量沿管桥集中布置，减少管道往返,有效地节省投资。e）装置的动力、控制电缆架空敷设在管桥上。4.2.6.2 管道选材1）管道器材选用原则a）管道器材按石油化工管道设计器材选用通则（SH3059-2001）的要求进行选用。b）对临氢介质的管道器材按最新版“纳尔逊曲线”进行选材。c）对含硫化氢介质的管道器材按最新版“柯柏曲线”进行选材。d）对高硫介质的管道器材按SH/T3129-2002进行选材。4.2.7 消耗指标及能耗4.2.7.1 装置公用工程消耗装置公用工程消耗见表4.2-12。表4.2-12 公用工程消耗量表序号项 目单 位数值备 注1燃料气kg/h5800按标准热值计2电kW.h168、/h460533.5MPa蒸汽t/h62.2最大7541.0MPa蒸汽 自产t/h-59最大75 1.0MPa蒸汽 消耗t/h4.4折合为连续量最大25t/h，每天4h0.55MPa蒸汽 自产t/h-4.3饱和（自用0.8）5新鲜水t/h2间断，最大1506循环水t/h1733.57软化水t/h48除氧水t/h4.79中水t/h50间断10净化空气m3n/h60011非净化空气m3n/h900间断，最大12氮气，0.6MPa(G)m3n/h50最大30013含硫污水t/h15间断最大3514含油污水t/h10间断15生活污水t/h2.0间断4.2.7.2化学药剂消耗装置化学药剂消耗见表4.2-169、13。表4.2-13 化学药剂消耗汇总序号项 目型号年用量备注1消泡剂40 t/年2阻焦剂115 t/年3破乳剂2.0/年4磷酸三钠0.5 t/年5缓蚀剂1.0 t/年630%碱液22 t/年4.2.7.3 装置能耗表4.2-14 能耗指标表序项目单位耗量小时耗量单位能耗号单位数量单位 数量MJ/tkg标油/t原料1燃料气m3n/t 20.56 m3n/h5800860.93 20.56 2电kW.h/t16.33 kWh/h4605177.79 4.25 33.5MPa蒸汽 t/t0.22 t/h62.2812.40 19.40 41.0MPa蒸汽 t/t-0.21 t/h-59-665.6170、0 -15.90 5自产1.0MPa蒸汽 t/t0.02 t/h4.449.64 1.19 6自产0.5MPa蒸汽t/t-0.02 t/h-4.3-45.95 -1.10 7新鲜水t/t0.01 t/h20.04 0.00 8循环水t/t6.15 t/h173425.76 0.62 9脱氧水t/t0.02 t/h4.76.42 0.15 10软化水t/t0.01 t/h40.15 0.00 11污水t/t0.10 t/h274.41 0.11 12净化空气m3n/t 2.13 m3n/h6003.38 0.08 13氮气m3n/t 0.18 m3n/h501.11 0.03 14热进料MJ/h171、2080773.77 1.76 15热出料MJ/h-8125-28.81 -0.69 16低温热输出MJ/h-44924-159.27 -3.80 合计1116.18 26.66 4.2.7.4 节能措施装置采用主要节能措施有：1）采用先进的工艺和技术，优化装置换热流程，提高热能的回收率。2）采用新型高效机泵，提高能量转换效率。3）合理优化换热流程及加热炉工艺设计，使加热炉的燃料消耗达到最优。4）充分回收烟气余热，提高加热炉效率。5）采用低温水回收装置低温余热。6）设备及管道布置尽量紧凑合理，从而减少散热损失和压力损失。7）加强设备及管道保温，从而减少散热损失。附表 装置主要设备规格表（静设备172、类）序号设备名称数量(台)规格（型号）及特性(性能)参数操作条件主体材料重量（t）备注操 作备用介质名称温度压力单重总重OCMPaGADEFGHJKPQRT一焦化部分塔类1焦炭塔4900040480(22+3)/(24+3)/30/32/34/36/40油气，焦炭常温460 (顶)0.17SA387Gr11CL1+S11306110440整体热处理常温505 (底)SA387Gr11CL1235940SA336F11CL1(锻件)1144Q345R251002焦化分馏塔1640056461(18+3)/（20+3）油气，蒸汽111 (顶)0.1Q345R+S11306（上）90 35层双溢流塔173、盘 ，7层人字挡板415(底)Q345R+S30403（下）155塔盘：S11306（上）165塔盘：S30408（下）95Q345R253蜡油汽提塔1200018238(10+3)轻蜡油、蒸汽3520.1Q345R+S3040318内设6层单溢流塔盘塔盘：S304032小计62074续附表 装置主要设备规格表（静设备类）序号设备名称数量(台)规格（型号）及特性(性能)参数操作条件主体材料重量（t）备注操 作备用介质名称温度压力单重总重OCMPaGADEFGHJKPQRT(二)换热器类1原料油-重芳烃及回流换热器6LBIU1400-2.5-560-6/25-2I 管程重芳烃217/1801.3174、910/Q345R3060串联 螺旋折流板 壳程减渣155/2000.65Q345R2原料油-蜡油换热器4LBIU1200-4.0-380-6/25-6I管程蜡油347/2201.83S30403/Q345R+S3040328112串联 螺旋折流板 壳程减渣200/2381.47Q345R3原料油-中段换热器2LBIU1400-2.5-680-6/19-4I 管程中段297/2831.12S30403/Q345R+S304033366螺旋折流板 壳程减渣238/2461.35Q345R+S304034原料油-循环油换热器4LBIU1400-4.0-540-6.0/25-4I管程 循环油及回流油175、360/2901.43S30403/Q345R+S30403301202并4串螺旋折流板 壳程减渣246/3011.32Q345R+S304035富吸收油-重芳烃换热器1BIU600-2.5/2.5-90-6/25-2I 管程重芳烃180/1531.1610/Q245R6B=150 壳程富吸收油51/1201.35Q245R(PWHT)续附表 装置主要设备规格表（静设备类）序号设备名称数量(台)规格（型号）及特性(性能)参数操作条件主体材料重量（t）备注操 作备用介质名称温度压力单重总重OCMPaGADEFGHJKPQRT6除氧水-蜡油换热器1AES400-2.5/2.5-40-6/19-4I176、 管程除氧水104/1581.210/Q345R3B=300 壳程蜡油170/1641.61Q345R7蜡油蒸汽发生器1BIU1200-2.5/2.5-378-6/25-6I 管程蜡油220/1701.6310/Q345R16B=450 壳程除氧水151/1601.2Q345R8燃料气-顶循换热器1BES600-2.5/2.5-35-3/25-6I 管程顶循1301.1409Cr2AlMoRE/Q245R8B=480 壳程燃料气40/800.7Q245R(PWHT)9焦化分馏塔顶水冷器4RCBOS1100-1.6-420-6/19-4Ib 管程循环水32/400.4510/Q345R1768折177、流圈间距150mm 壳程油气60/400.1Q245R(PWHT)10重芳烃吸收剂冷却器2BIU 500-2.5/2.5-70-6/19-2I 管程循环水32/400.4510/Q345R4.59串联重叠 B=200 壳程重芳烃吸收剂65/402.06Q345R管内防腐11循环油冷却水箱17500x4600x2500x12 管程 蜡油350/1202.5S30403/105/15400m2 壳程循环水100/100常压Q235B22续附表 装置主要设备规格表（静设备类）序号设备名称数量(台)规格（型号）及特性(性能)参数操作条件主体材料重量（t）备注操 作备用介质名称温度压力单重总重OCMPa178、GADEFGHJKPQRT12低温水-顶循换热器2BIU1100-2.5/2.5-520-6/19-2I 管程低温水70/950.709Cr2AlMoRE/Q345R1530B=450 壳程顶循129/851.14Q345R13低温水-重芳烃换热器3BIU900-2.5/2.5-215-6/25-2I 管程低温水70/950.710/Q345R1133B=300 壳程重芳烃153/801.14Q345R14低温水-蜡油换热器2LBIU1000-2.5/2.5-405-6/19-4I 管程低温水70/950.710/Q345R1326螺旋折流板 壳程蜡油164/801.56Q345R小计3359179、9(三)空冷器类1焦化分馏塔顶空冷器12管束 GP9x3-6-193分馏塔顶油气111/600.109Cr2AlMoRE11.5138并联12风机 G-BF36L4-Vs22空气34/38.507Cr2AlMoRE（PWHT）22412电机 YB2200L2-6W1构架 GJP9x6.2B-36/2X7.55构架 GJP9x6.2K-36/2X5.628续附表 装置主要设备规格表（静设备类）序号设备名称数量(台)规格（型号）及特性(性能)参数操作条件主体材料重量（t）备注操 作备用介质名称温度压力单重总重OCMPaGADEFGHJKPQRT2顶循空冷器6管束 GP93-6-193顶循130/8180、51.1409Cr2AlMoRE11.569并联6风机 G- TF36L4-Vs22空气34/45.407Cr2AlMoRE（PWHT）2126电机 YB2200L2-6W1构架 GJP9x6B-36/2F7.52构架 GJP9x6K-36/2F5.611.23重芳烃空冷器4管束 GP93-6-193重芳烃153/651.3910/Q345R11.546并联4风机 G-TF36L4-Vs22空气34/48.4284电机 YB2200L2-6W2构架 GJP9x6K-36/2F7.55.6小计22364.3续附表 装置主要设备规格表（静设备类）序号设备名称数量(台)规格（型号）及特性(性能)参数181、操作条件主体材料重量（t）备注操 作备用介质名称温度压力单重总重OCMPaGADEFGHJKPQRT（四）容器类1原料油缓冲罐146004225516 /(12+3) 立式减渣2000.15Q345R115与加热炉进料缓冲罐重叠放置S304032加热炉进料缓冲罐1同原料油缓冲罐辐射进料3180.15Q345R+S304033分馏塔顶油气分离器148001372020 卧式 分馏塔顶油气400.04Q245R+(PWHT）604分馏塔顶油水分离器12400930412 卧式 酸性水400.04Q245R+(PWHT）155汽水分离器114006426x10 卧式 蒸汽,脱氧水1580.55Q24182、5R66甩油罐1260011406(10+3) 卧式 蜡油，油气，水350(max)0.2Q345R+S11306157燃料气分液罐12000633712 立式燃料气400.7Q245R10(加热盘管F=3.9m2 ) 续附表 装置主要设备规格表（静设备类）序号设备名称数量(台)规格（型号）及特性(性能)参数操作条件主体材料重量（t）备注操 作备用介质名称温度压力单重总重OCMPaGADEFGHJKPQRT8烧焦罐12000633712 立式蒸汽，水，焦200常压Q245R1.59封油罐132001175010 立式封油90常压Q245R18101.0MPa蒸汽分水器11000213510 立183、式蒸汽2501Q245R211净化风压缩空气罐12600765616 立式空气常温0.65Q245R1012非净化风压缩空气罐11800543712 立式空气常温0.6Q245R6133.5MPa蒸汽分水器11200240328 立式蒸汽3903.5Q345R514火炬分液罐124001030412 卧式凝缩油,油气2000.05Q245R(PWHT）12加热盘管F=3.8m2续附表 装置主要设备规格表（静设备类）序号设备名称数量(台)规格（型号）及特性(性能)参数操作条件主体材料重量（t）备注操 作备用介质名称温度压力单重总重OCMPaGADEFGHJKPQRT15轻污油罐120008070184、10 卧式轻污油80常压Q245R8埋地罐16三泥罐150005958（罐壁高） 拱顶污泥60常压Q235B12小计16295.5（五）1原料油采样器1LX-IC，旋转采样器减压渣油1550.65S304082汽水采样冷却器12739，双联蒸汽，水1580.55碳钢3分馏塔底循环油采样冷却器115915756，盘管采样器循环油3601.5S304084粗轻芳烃采样冷却器1LX-IA，旋转采样器轻芳烃402.3S304085重芳烃采样冷却器1LX-IA，旋转采样器重芳烃600.5S30408续附表 装置主要设备规格表（静设备类）序号设备名称数量(台)规格（型号）及特性(性能)参数操作条件主体材料185、重量（t）备注操 作备用介质名称温度压力单重总重OCMPaGADEFGHJKPQRT6蜡油采样冷却器1LX-IC，旋转采样器蜡油800.7S304087燃料气采样器1MB-I-A，密闭采样器燃料气400.68分馏塔顶含硫污水采样器1MB-I-A，密闭采样器含硫污水400.1S304089消声器8DN80,PN5.0,RF蒸汽4001S3040810消声器1DN100,PN5.0,RF蒸汽1580.55S3040811消声器4DN100,PN5.0,RF蒸汽4000.4S3040812阻火器16TY-GYW-IV,DN100,PN2.0,RF燃料气400.4碳钢13阻火器16TY-GYW-IV,186、DN25,PN2.0,RF燃料气400.4碳钢续附表 装置主要设备规格表（静设备类）序号设备名称数量(台)规格（型号）及特性(性能)参数操作条件主体材料重量（t）备注操 作备用介质名称温度压力单重总重OCMPaGADEFGHJKPQRT14分馏塔底循环油过滤器27001450,DN300,PN5.0,RF循环油3600.3S3040815甩油罐入口过滤器1320750,DN300,PN5.0,RF甩油，水4000.3S3040830目，篮式16甩油过滤器1300550,DN250,PN5.0,RF甩油，水4000.330430目，篮式17放空塔底油过滤器2220450,DN200,PN5.0,187、RF污油2000.15S3040830目，篮式18封油过滤器(Y型)230310,DN50,PN5.0,RF蜡油901.1620#60目，Y型19蜡油自动反冲洗过滤器1ZFG-103/2.5-50um蜡油1640.7小计62续附表 装置主要设备规格表（静设备类）序号设备名称数量(台)规格（型号）及特性(性能)参数操作条件主体材料重量（t）备注操 作备用介质名称温度压力单重总重OCMPaGADEFGHJKPQRT二压缩机部分（一）容器类1压缩机入口分液罐114001378314 立式 富气、凝缩油400.04Q245R（PWHT）8小计18（二）其他类1混合富气采样器1MB-I-A，密闭采样器富188、气400.04S30408小计1三吸收稳定部分（一）塔类1吸收塔1300046147(14+3)C1C3，轻芳烃441.25Q345R+S1134875内设40层双溢流塔盘塔盘：S1130650Q345R102解吸塔1320043759(16+3)LPG，轻芳烃，H2S顶:821.3Q345R+S1134890内设40层双溢流塔盘底187塔盘：S1130655Q345R15续附表 装置主要设备规格表（静设备类）序号设备名称数量(台)规格（型号）及特性(性能)参数操作条件主体材料重量（t）备注操 作备用介质名称温度压力单重总重OCMPaGADEFGHJKPQRT3再吸收塔1220034608(1189、6+3)C1C2，重芳烃，H2S顶421.2Q245R（PWHT）35内设30层单溢流塔盘底52塔盘：S1130615Q245R104稳定塔1380043119(26+3)/30LPG，轻芳烃，H2S顶561.2Q245R+S11348（上）40内设40层塔盘Q245R（PWHT）(下)110底213塔盘：S1130660Q245R20小计4585（二）冷换类1解吸塔中段重沸器1TBJS600-2.5-91-6.0/25-2I 管程稳定轻芳烃205/1671.2510/Q245R6B=550 壳程解吸塔中段99/1201.25Q245R（PWHT）续附表 装置主要设备规格表（静设备类）序号设备190、名称数量(台)规格（型号）及特性(性能)参数操作条件主体材料重量（t）备注操 作备用介质名称温度压力单重总重OCMPaGADEFGHJKPQRT2解吸塔底重沸器1TBJS900-2.5-209-6.0/25-4I管程中段283/2271.11S30403/Q345R+S3040310B=600 壳程轻芳烃156/1871.3Q345R3稳定塔底重沸器2TBJS 1400-2.5-514-6/25-6I管程蜡油回流352/2300.99S30403/Q345R+S304032550并联B=600 壳程轻芳烃210/2181.2Q345R4混合富气冷却器4BJS 1000-2.5-275-6/25191、-2I 管程循环水32/400.4510/Q345R1248并联2路B=600 壳程压缩富气57/401.3Q245R(PWHT)每路2台5吸收塔一中段冷却器 2BES900-2.5-210-6/25-4I 管程 循环水32/400.410/Q245R11.523串联重叠B=300 壳程 中段油46/382.11Q245R（PWHT）管内防腐6吸收塔二中段冷却器2BIU 800-2.5/2.5-160-6/25-4I 管程 循环水32/400.410/Q245R9.519串联重叠B=350 壳程 中段油42/382.11Q245R（PWHT）管内防腐7稳定塔顶冷却器4BJS1400-2.5-6192、80-6/19-4Ib 管程循环水32/400.4509Cr2AlMoRE/Q345R2496并联2路B=480 壳程液化气54/401.2Q245R(PWHT)每路2台续附表 装置主要设备规格表（静设备类）序号设备名称数量(台)规格（型号）及特性(性能)参数操作条件主体材料重量（t）备注操 作备用介质名称温度压力单重总重OCMPaGADEFGHJKPQRT8解吸塔进料-稳定轻芳烃换热器1BIU 600-2.5/2.5-90-6/25-2I 管程稳定轻芳烃167/1251.2510/Q245R7B=450 壳程解吸塔进料40/802.1Q245R（PWHT）9低温水-稳定轻芳烃换热器2BIU 193、1000-2.5/2.5-425-6/19-2I 管程低温水70/950.710/Q345R1326串联重叠B=450 壳程轻芳烃121/801.1Q345R10稳定轻芳烃冷却器2BIU 1000-2.5/2.5-275-6/25-2I 管程循环水32/420.410/Q345R1230串联重叠B=450 壳程稳定轻芳烃80/402Q345R管内防腐小计21315(三)空冷类1富气空冷器4管束 GP9x3-6-193富气57.1/451.309Cr2AlMoRE11.546并联4风机 G-TF36L4-Vs22空气34/41.407Cr2AlMoRE（PWHT）284电机 YB2200L2-6194、W续附表 装置主要设备规格表（静设备类）序号设备名称数量(台)规格（型号）及特性(性能)参数操作条件主体材料重量（t）备注操 作备用介质名称温度压力单重总重OCMPaGADEFGHJKPQRT2构架 GJP9x6K-36/2F5.611.22稳定轻芳烃空冷器4管束 GP9x3-6-193稳定轻芳烃121/601.110/Q345R11.546并联4风机 G-TF36L4-Vs22空气34/50.5284电机 YB2200L2-6W2构架 GJP9x6K-36/2F5.611.2小计8130.4（四）容器类1压缩机出口油气分离器142001224030 卧式富气,轻芳烃401.3Q245R（PW195、HT）702稳定塔顶回流罐12800952020 卧式液化气401.2Q245R（PWHT）20小计290续附表 装置主要设备规格表（静设备类）序号设备名称数量(台)规格（型号）及特性(性能)参数操作条件主体材料重量（t）备注操 作备用介质名称温度压力单重总重OCMPaGADEFGHJKPQRT（五）其他类1稳定轻芳烃采样器1LX-IA，旋转采样器轻芳烃401.2S304082富气采样器11MB-I-A，密闭采样器富气401.3S304083干气采样器1MB-I-A，密闭采样器干气401.24S304084液化气采样器1MB-I-A，密闭采样器LPG401.84S304085吸收塔底油采样器1196、MB-I-A，密闭采样器轻芳烃421.84S304086富吸收油采样器1MB-I-A，密闭采样器重芳烃521.3S304087油气采样器3MB-I-C，密闭采样器油气831.3S304088解吸塔进料采样器1MB-I-A，密闭采样器轻芳烃402.1S30408续附表 装置主要设备规格表（静设备类）序号设备名称数量(台)规格（型号）及特性(性能)参数操作条件主体材料重量（t）备注操 作备用介质名称温度压力单重总重OCMPaGADEFGHJKPQRT9稳定塔顶不凝气采样器1MB-I-A，密闭采样器油气401.2S3040810脱乙烷轻芳烃采样器1MB-I-C，密闭采样器轻芳烃1602.1S3040197、8小计12四吹汽放空部分（一）塔类1放空塔1400020455（12+3）/16油气，蒸汽140 (顶)0.1Q345R+S1130630内设8层挡板塔盘420 (底)塔盘：S1130620Q345R10小计160（二）空冷类1放空塔顶空冷器12管束 GP93-8-257放空塔顶油气140/600.109Cr2AlMoRE15.5186并联12风机 G-TF36L6-Vs37空气34/7007Cr2AlMoRE（PWHT）22412电机 YB2250M-6W1构架 GJP9x6.2B-36/2F7.55构架 GJP9x6.2K-36/2F5.628续附表 装置主要设备规格表（静设备类）序号设备198、名称数量(台)规格（型号）及特性(性能)参数操作条件主体材料重量（t）备注操 作备用介质名称温度压力单重总重OCMPaGADEFGHJKPQRT12加热盘管GP93-1-23-2.5J-Ia2.530加热排管斜度1%小计12275.5（三）换热器类1放空塔顶水冷器4RCBOS 800-1.6-170-6/25-4Ib 管程循环水32/400.410/Q345R1040并联折流圈间距150mm 壳程油气60/400.1Q245R(PWHT)2放空塔底油及甩油冷却水箱17500x4600x2500x12 管程 蜡油350/1202.5S30403/105/15400m2 壳程循环水100/100常199、压Q235B22小计582（四）容器类1放空塔顶油水分离器132001170814 卧式重芳烃400.1Q245R（PWHT）20小计120（五）其他类续附表 装置主要设备规格表（静设备类）序号设备名称数量(台)规格（型号）及特性(性能)参数操作条件主体材料重量（t）备注操 作备用介质名称温度压力单重总重OCMPaGADEFGHJKPQRT1放空塔顶含硫污水采样器1MB-I-A，密闭采样器含硫污水401.4S304082混合含硫污水采样器1LX-IA，旋转采样器含硫污水401.4S30408小计2五冷焦水部分（一）空冷类1冷焦水空冷器8管束 GP9x3-8-257冷焦水95/45110/Q34200、5R15.5124并联8风机 G-TF36L6-Vs3734/542168电机 YB2250M-6W4构架 GJP9x6K-36/2F5.622.48加热盘管GP93-1-23-2.5J-Ia2.520加热排管斜度1%小计8182.4续附表 装置主要设备规格表（静设备类）序号设备名称数量(台)规格（型号）及特性(性能)参数操作条件主体材料重量（t）备注操 作备用介质名称温度压力单重总重OCMPaGADEFGHJKPQRT（二）容器类1冷焦水缓冲罐11000013070(罐壁高) 立式冷焦水950.02Q235B78罐内外涂漆2冷焦水储罐11400016040(罐壁高) 立式冷焦水50常压Q23201、5B70罐内外涂漆3冷焦水沉降罐21000013070(罐壁高) 立式污油,冷焦水900.02Q235B78156罐内外涂漆4污油收集罐 266009018(罐壁高) 立式油,水,焦粉150/90常压Q235B1938罐内外涂漆5除油器4HL28-200污油951Q245R5206水封罐11600398510 立式水、油气、H2S95负压300mm H2OQ245R（PWHT）30.027碱液脱硫罐1200043838 立式水、油气、H2S、碱液800Q245R（PWHT）5续附表 装置主要设备规格表（静设备类）序号设备名称数量(台)规格（型号）及特性(性能)参数操作条件主体材料重量（t）备注202、操 作备用介质名称温度压力单重总重OCMPaGADEFGHJKPQRT8高位水罐142002710212 立式水常温常压Q245R50小计13420（三）其他类1冷焦水缓冲罐入口过滤器1DN350,PN2.0,RF冷焦水1300.6碳钢2冷焦水过滤器180650,DN250,PN2.0,RF冷焦水951碳钢3冷焦水混合器1QH07-350/250-2.0冷焦水1201.6碳钢4油气采样器1MB-I-A，密闭采样器水、油气、H2S950.1S304085碱液采样器1LX-IA，旋转采样器碱液400.1S30408小计5续附表 装置主要设备规格表（加热炉类）序号设备名称数量(台)规格（型号）及特性203、(性能)参数操作条件主体材料总重(t)备注操 作备用介质名称温度压力MPa(G)1焦化加热炉2操作负荷Q=35.384MW/台蜡油3183.37ASTM A213 T9/ GB9948 15CrMo小计2续附表 装置主要设备规格表（机泵类）序号设备名称数量(台)泵型号（或特性参数）介质名称温度压力密度流量扬程泵 效 率轴 功 率配套电机电机容量电源电压 (V) 或 蒸汽压力 MPa(G)操 作备用MPa(G)入口出口kg/m3m3/hm%kWACDEFGHIJKLMOPQRS一焦化部分1原料油泵11150100UCW32N渣油2000.211.47948.8288.613264154YB235204、51-2W18560002辐射进料泵118WTB-162(FLOWSERVE USA)渣油,循环油3180.423.37859.144635075584 YB630-275060003粗轻芳烃泵11SHP80-65-45/300轻芳烃400.092.27735.345.23006144.9YB2280M-2W903804顶循回流泵11DSJH81013M顶循油1300.451.14678.2457.910170122YB2355-2W16060005重芳烃及回流泵11200150UCWM32重芳烃2170.391.39728.5458.114576173YB23553-2W22060006中段205、回流泵11WEZ150-315中段油2970.461.12751.5203.4886655.5YB2280M-2W903807蜡油泵11GSJH34111/2H蜡油3470.171.8756.21032196275YB2315S-2W1103808蜡油回流泵11WEZ150-250蜡油3520.340.99753.2257.6857659.1YB2280M-2W903809循环油及回流泵11250200KSM40循环油3600.191.33754.4459.615068210YB23555-2W280600010重芳烃吸收剂泵11EAP9 50K3-315重芳烃601.082.06836.54206、1.81174226.5YB2200L2-2W3738011含硫污水泵11CMH65-40-315A（磁力泵）含硫污水400.111.11991151042219.3YB2200L1-2W3038012开工泵112QYR40-170/2.51渣油，蜡油40017025013甩油及开工泵12HRA800L-30蜡油3500.21.375014.91473214.5YB2180L-4W22380续附表 装置主要设备规格表（机泵类）序号设备名称数量(台)泵型号（或特性参数）介质名称温度压力密度流量扬程泵 效 率轴 功 率配套电机电机容量电源电压 (V) 或 蒸汽压力 MPa(G)操 作备用MPa(G207、)入口出口kg/m3m3/hm%kWACDEFGHIJKLMOPQRS12QYR40-170/2.5240022514防结焦剂注入设施1包括一罐两泵及相关的附属设施防焦剂4002100060L/h1.651038015封油泵11EAP9 25K2-315蜡油900.071.16905.410.71182214.2YB23553-2W2238016高压水泵11DCTG285-30010除焦水常温0.223010002853000782985YKS710-43800600017轻污油泵1LYB80-250轻污油4000.7782065946122.4YB2225M-2W4538018火炬分液罐底泵208、1EAP9 40K2-315凝缩油40-2000.10.97850201023513.5YB2160L-2W18.538019消泡剂注入设施1包括一罐两泵及相关的附属设施消泡剂40常压0.899220L/h2.21038020磷酸三钠注入设施1包括一罐两泵及相关的附属设施磷酸三钠溶液40常压1100060L/h1001.651038021缓蚀剂注入设施1包括一罐两泵及相关的附属设施缓蚀剂40常压1100010L/h10011038022破乳剂注入设施1包括一罐两泵及相关的附属设施破乳剂40常压0.7100020L/h7011038023三泥泵11GH85-2三泥400.020.22100028209、20603YB160M-4W1138024三泥卸车泵11GH85-1三泥400.020.221000720603YB160M-4W11380续附表 装置主要设备规格表（机泵类）序号设备名称数量(台)泵型号（或特性参数）介质名称温度压力密度流量扬程泵 效 率轴 功 率配套电机电机容量电源电压 (V) 或 蒸汽压力 MPa(G)操 作备用MPa(G)入口出口kg/m3m3/hm%kWACDEFGHIJKLMOPQRS二压缩机部分1凝缩油泵11SHP-FG50-32-8/220凝缩油400.341.92716.58.6220239.3YB2160M2-2W15380三吸收稳定部分1解吸塔进料泵11E210、AP9 150K3-315凝缩油401.32.1735.3240.71087074.4YB2315S-2W1103802稳定塔进料泵11EAP9 150K3-315轻芳烃1601.372.06635.2241.81087064.5YB2315S-2W1103803吸收塔一中回流泵11EAP9 100K3-315吸收塔中段461.462.1730.3196.6887247.8YB2280S-2W753804吸收塔底泵11EAP9 100K2-250轻芳烃421.31.84733.6208.8737938.6YB2250M-2W553805稳定轻芳烃泵11EAP9 100K3-315轻芳烃401.211、162.16735.3135.41366457.6YB2280M-2W903806液化气泵11SHP125-80-93/120液态烃401.191.84539.493.11207023.5YB2250M-2W553807吸收塔二中回流泵1EAP9 100K3-315吸收塔中段421.462.1733.6201887249.1YB2280S-2W75380续附表 装置主要设备规格表（机泵类）序号设备名称数量(台)泵型号（或特性参数）介质名称温度压力密度流量扬程泵 效 率轴 功 率配套电机电机容量电源电压 (V) 或 蒸汽压力 MPa(G)操 作备用MPa(G)入口出口kg/m3m3/hm%kWA212、CDEFGHIJKLMOPQRS8富气洗涤泵11SHP-FG50-32-4/120软化水400.8210004120265.6YB2160M1-2W11380四吹汽放空部分1放空塔顶污油泵11EAP9 40K2-315污油400.121.429607301361026.7YB2200L2-2W373802放空塔顶污水泵1EAP9 50K3-315含硫污水400.121.421000601305042.5YB2250M-2W553803放空塔底泵11THZ100-50-3315蜡油2720.161.26831.650.51334533.8YB2250M-2W55380五冷焦水部分1冷焦水泵11E213、H150-150-4560冷焦水8500.997030010061130YB2355-4W16060002冷焦水提升泵21EH100-100-315冷焦水4501.3599025014568144YB23552-2W20060003冷焦水污油泵11EH100-50-3315污油4500.9950511154732.3YB2225M-2W453804碱液泵1EH50-25-2215碱液4000.741000484118YB2160M2-2W153804.3 加氢裂化装置4.3.1 装置概述根据xx石化大型混合芳烃及配套工程项目总流程安排，需新建一套240万吨/年加氢裂化装置。该装置加工原料为：直214、馏蜡油和焦化蜡油。采用全循环工艺，生产重石脑油，满足直接作为重整原料要求（硫含量小于0.5mg/g，氮含量小于0.5mg/g），同时副产重芳烃、轻石脑油、低分气、酸性气和含硫液化气等产品。4.3.1.1 装置规模及年开工时数装置规模：240万吨/年。年开工时间为8400小时。装置弹性按60%110%考虑。4.3.1.2 装置组成装置由反应部分、分馏部分、公用工程部分及设在中控室内的装置的自控部分组成。其中反应部分由原料升压、反应、热高分分离、循环氢压缩机、新氢压缩机等组成；分馏部分由主汽提塔、分馏塔、脱乙烷塔、吸收塔、脱丁烷塔等组成。4.3.1.3 原料及产品性质1）原料加氢裂化装置设计加工原215、料组成为直馏蜡油和焦化蜡油。原料油组成、性质及限制值见表4.3-1。表4.3-1 原料油主要性质性 质单位直馏蜡油焦化蜡油混合蜡油限制值实际进料量万吨/年180.652.73233.33密度，20g/cm30.9230.9350.930.932硫wt %0.3950.670.457氮wt %0.1930.720.31210.32康氏残炭Wt %1.40.3沥青质Wt %0.1镍+钒ppm3粘度，80mm2/s9.9 100mm2/s6.05馏程，D1160 HK339.6(1%)360345 5%369.7375- 10%389.0385387 30%426.9410422 50%463.34216、37455 70%496.5467491 90%546.0503539 95%569.6515561565 KK601.2(98%)535592装置所需新氢为提浓氢，组成见表4.3-2。 表4.3-2 氢气的组成组分H2C1CO+CO2组成，v%99.90.120ppm2）产品性质装置预期轻石脑油、重石脑油、重芳烃和尾油主要性质见表4.3-3。表4.3-3 预期产品性质馏分范围/8585175175360360密度(20) /g.cm-30.66120.75090.82480.8348馏程/IBP438917836710%4811122539330%5512425941850%61135283217、44970%6714730549190%75163334541FBP84175360567硫/mgg-150.5510氮/mgg-110.522芳潜/m%50十六烷指数（D4737-96a）59.94.3.2 工艺技术方案选择4.3.2.1 工艺技术来源及简述加氢裂化工艺因其加工原料范围广、产品质量好、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。加氢裂化工艺在炼油工业中可生产优质轻质油品、清洁中间馏份油产品，也可为后续化工装置提供优质原料，是当今石油化工企业中实现油、化结合的重要技术。1）国内加氢裂化工程技术概况近几年以来，国内加氢裂化装置得到长足的发展，建成投产218、了一批各种类型的加氢裂化装置，如由洛阳石化工程公司（LPEC）设计的独山子60万吨/年加氢裂化装置于2004年建成投产，中国石化金陵分公司150万吨/年加氢裂化装置于2005年建成投产，中国石化广州分公司120万吨/年加氢裂化装置于2006年建成投产，镇海炼化150万吨/年加氢裂化装置、中国石油长庆分公司120万吨年加氢裂化装置于2007年建成投产，福建炼油化工有限公司210万吨/年加氢裂化装置、辽宁华锦化工（集团）有限责任公司180万吨/年加氢裂化装置于2009年建成投产、中国石油锦州分公司130万吨/年加氢裂化装置于2010年建成投产，中国石油辽阳分公司100万吨/年加氢裂化装置于2011219、年建成投产，另有一批大型高压加氢裂化装置即将陆续开工或正在进行设计。以抚顺石油化工研究院、石油化工科学研究院为代表的国内研究部门推出了门类齐全、质量可靠的加氢裂化催化剂。总牌号已达到31个，在工业上常用品种18个，在活性、选择性和稳定性等方面，已经有了很大的发展，在某些领域已经达到国际先进水平。国内已工业应用的加氢裂化催化剂见表4.3-4。表4.3-4 国产加氢处理及加氢裂化催化剂项 目牌 号专利所有者分子筛催化剂或掺少量分子筛的无定型硅酸铝催化剂脱铁剂3921、3922、3923石油三厂RG-1石科院加氢处理3936、3996，FF-16，FF-20FF-26，FF-36，FF-46石油三厂220、抚研RN-1、RN-2、RN-20石科院加氢裂化（轻油）3825、3905、3955、FC-24抚研加氢裂化（中油）3824、3903、3971、3976、3901、3974，FC-16、3912 、FC-20、ZHC-02，ZHC-04，FC-12，FC-14，FC-26、FC-32，FC-36，FC-50抚研RN-2/RT-5，RN-20/RT-25石科院无定型催化剂加氢裂化（中油）3973抚研2）国外加氢裂化工程技术概况世界上不少专利公司拥有加氢裂化工艺技术专利商，其中应用广泛的有UOP的联合裂化技术(Unicracking)，CHEVRON的异构裂化(Isocracking)技术，I221、FP的加氢裂化(Hydrocracking)技术等。截止到到2006年，全球采用UOP工艺技术的加氢裂化装置153套，目前运行的105套；采用CLG工艺技术的加氢裂化装置86套，已经投产约60余套。UOP和Chevron在技术上比较先进，主要是在催化剂的技术开发上有新的突破，从而可以在适宜的反应条件下，达到目标产品收率高、质量好且降低操作费用的目的。这两家公司催化剂的开发在早期是集中在提高无定形加氢裂化催化剂的性能方面。如UOP公司相继开发的HC-102、DHC-6、DHC-8等；Chevron相继开发的ICR-106、ICR-120、ICR-220等。加氢裂化催化剂为双功能催化剂，即由具有加222、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宜的选择和匹配，达到催化剂在性能和选择性等方面的优化组合。加氢裂化装置既能用于最大量生产石脑油，也可以用于最大量生产重芳烃和喷气燃料，关键在于催化剂的性能。从近年来的催化剂发展趋势来看，其立足点是保持在中间馏分油产率基本相当的情况下，谋求提高催化剂的活性和稳定性，UOP和Chevron 都开发了以少量沸石或改性沸石和无定形硅铝的复合型载体的催化剂，以调节催化剂加氢功能和酸性功能之间的平衡，采用复合载体既可以有良好的中间馏分油选择性，又可以223、延长催化剂的使用寿命，且具有了处理高干点原料的功能。国外几家主要专利公司开发的生产轻油、中油的主要加氢处理及加氢裂化催化剂牌号见下表4.3-5。 表4.3-5 生产轻油、中油的主要加氢处理及加氢裂化催化剂项目牌 号专利所有者脱铁剂TK系列TOPSOE公司KG系列AKZO公司加氢处理HC-K、HC-H、HC-P、HC-T、UF-210UOP公司ICR-132、ICR-134 、ICR-154Chevron公司TK-525、TK-550、TK-555TOPSOE公司加氢裂化(中油)分子筛/分子筛硅铝复合无 定 型HC-22、DHC-32、DHC-41DHC-39、DHC-43 DHC-8、DHC-224、6UOP公司ICR-126、ICR-142ICR-150ICR-106、ICR-120ICR-220Chevron公司HYC-642IFP公司加氢裂化(轻油)HC-24、HC-26，DHC-34HC-14、HC-28DHC-200、HC-100 UOP公司ICR-141ICR-210、ICR-147Chevron公司鉴于国内加氢裂化工艺及工程技术已经达到国际先进水平，故本总体设计采用国内开发的加氢裂化工艺技术。.2 工艺技术方案选择1）反应部分技术方案选择a）反应部分采用一段串联全循环工艺流程，设置加氢精制和加氢裂化两个反应器。b）采用热高压分离流程，以提高反应流出物热能利用率，降低能耗，节省225、操作费用，可有效控制稠环芳烃在空冷器管束内的沉积，同时减少低分油带入分馏部分的硫化氢量。c）采用炉前混氢流程，避免反应进料加热炉炉管结焦。2）分馏部分技术方案选择分馏部分采用先汽提后分馏的工艺流程。.3 工艺技术特点1）反应部分流程特点a）为获得低固体含量的进料，尽量减少换热器结垢和防止反应器顶部催化剂床层堵塞，防止因系统压降过大而造成的非正常停工，延长运转周期，装置内设置脱除精度为25m的原料油过滤器，滤去直径大于25m的固体颗粒。b）为防止原料与空气接触生成聚合物及胶质，致使换热器、加热炉效率降低以及催化剂床层结垢堵塞，原料油缓冲罐采用惰性气体覆盖。c）为充分利用热量，降低装置能耗，设计时226、考虑原料油与分馏部分互换热量。d）采取在原料油增压泵入口处注入阻垢剂的方法有效的减少高压换热器结焦。e）采用一段串联全循环工艺，设置一台精制反应器、一台裂化反应器，两台反应器串联操作。f）采用热高分工艺流程，提高反应流出物热能利用率，降低能耗，节省操作费用，同时避免稠环芳烃在空冷器管束中的沉积和堵塞。g）反应器为热壁结构，床层间设急冷氢，采用LPEC专利技术的反应器内构件。h）高压换热器均采用螺纹锁紧环结构，能确保密封的可靠性，方便拆卸、安装，且易于调节密封。i）冷、热高压分离器均采用立式容器，节省占地面积。j）采用炉前混氢方式，避免反应进料加热炉炉管结焦。k）为确保催化剂、高压设备和操作人员227、的安全，分别设置0.7MPa/min及2.1MPa/min两种压力等级的紧急泄压系统。l）新氢压缩机为四台往复式压缩机，由同步电机驱动，三台操作一台备用。循环氢压缩机选用离心式，由背压式汽轮机驱动，不设备机。m）为充分回收能量，在热高压分离器和热低压分离器之间设置液力透平，用于驱动加氢进料泵。n）在热高分气空冷器入口处设注水设施，避免铵盐在低温部位的沉积。o）反应器入口温度通过调节加热炉燃料来控制，床层入口温度通过调节急冷氢量来控制。p）为防止反应部分奥氏体不锈钢设备在停工期间可能产生的连多硫酸应力腐蚀，设计考虑装置停工时反应部分进行中和清洗的临时设施接口。Q）催化剂预硫化采用液相硫化方法，催228、化剂再生采用器外再生方式。2)分馏部分流程特点a）分馏部分采用“先汽提后分馏”的流程，分馏部分第一个塔为主汽提塔，塔底用水蒸汽汽提，将部分轻石脑油组分汽提至塔顶，尽量减少塔底带硫化氢的可能，保证重石脑油及重芳烃产品腐蚀合格。b）油品分馏采用常压塔方案，由常压塔侧线抽出重石脑油及重芳烃，塔底为尾油，常压塔采用进料加热炉加塔底水蒸汽汽提方式。不设减压塔，在常压塔完成重芳烃与蜡油的分割，流程简单，节省投资和占地。c）热低分油和换热后的冷低分油混合进入主汽提塔，充分回收重石脑油、重芳烃等物流的热量。d）分馏塔设中段取热用于脱乙烷塔底重沸器热源和发生蒸汽。e）设置吸收塔、脱乙烷塔和脱丁烷塔，充分回收价值229、较高的液化气组分，液化气至脱硫装置脱硫，保证液化气产品质量。4.3.3 工艺流程简述4.3.3.1 工艺流程简述1）反应部分自装置外来的减压蜡油和焦化蜡油进入滤前原料油缓冲罐，滤前原料油缓冲罐出来的原料油经原料油增压泵升压后通过原料油过滤器除去其中大于25微米的颗粒，过滤后的原料油和分馏塔底来的循环油混合后进入滤后原料油缓冲罐。自滤后原料油缓冲罐出来的原料油经加氢进料泵升压后和经与热高分气/混合氢换热器换热后的混合氢混合，依次经冷混合进料/反应产物换热器、热混合进料/反应产物换热器换热后进入反应进料加热炉加热至反应所需温度。加热后的混合进料进入加氢精制反应器进行加氢脱硫、脱氮反应，加氢精制反应230、器反应产物再进入加氢裂化反应器进行裂化反应。由加氢裂化反应器出来的反应产物依次经热混合进料/反应产物换热器、反应产物/主汽提塔底油换热器、冷混合进料/反应产物换热器换热至240后进入热高压分离器。热高分气体经热高分气/冷低分油换热器、热高分气/混合氢换热器换热后经热高分气空冷器冷却至50进入冷高压分离器；热高分液在液位控制下经过加氢进料泵液力透平回收能量后进入热低压分离器。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空冷器上游管线。冷高分气体经循环氢压缩机入口分液罐分液后进入循环氢压缩机升压后分成两路，一路作为急冷氢去反应器控制反应器各床层温度，另一路与来231、自新氢压缩机出口的新氢混合成为混合氢；冷高分油与冷却后的热低分气体一并进入冷低压分离器；冷高分水相作为含硫污水送出装置处理。冷低分气体至装置外脱硫回收氢气；冷低分液体经热高分气/冷低分油换热器换热后与热低分液体混合进入主汽提塔。自装置外来的补充氢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经加氢进料泵升压的原料油混合成为混合进料。2）分馏部分热低分油与加热后的冷低分油混合进入用蒸汽汽提的主汽提塔，塔顶气经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。主汽提塔顶气在压力控制下进入脱乙烷塔顶；汽提塔顶液分成两路，一路经主汽提塔顶232、回流泵升压后作为主汽提塔顶回流，另一路经脱乙烷塔进料泵升压后进入脱乙烷塔；自主汽提塔顶回流罐分水包分出的酸性水送至含硫污水总管。主汽提塔底液与反应产物换热后进入分馏塔进料分液罐进行油、气闪蒸，油相经分馏塔进料泵升压后由分馏塔进料加热炉加热至所需温度进入用蒸汽汽提的分馏塔下部进行分离；气相直接进入分馏塔。分馏塔顶气经分馏塔顶空冷器冷却后进入分馏塔顶回流罐进行油、水分离，回流罐顶气封气至分馏塔进料加热炉低压火嘴；分馏塔顶液经分馏塔顶回流泵升压后分成两路，一路在塔顶温度及回流量控制下作为分馏塔顶回流，另一路在流量及回流罐液位控制下作为吸收塔进料；由分馏塔顶回流罐分水包分出的凝结水经分馏塔顶凝结水泵升233、压后至注水罐供装置回用；侧线抽出的重石脑油自流入重石脑油侧线汽提塔进行汽提，重石脑油侧线汽提塔底部热量由塔底重沸器提供，重石脑油侧线汽提塔顶气返回分馏塔，汽提后的重石脑油由重石脑油泵升压后经重石脑油脱硫罐、重石脑油/冷低分油换热器换热后直接作为产品至重整装置，或经重石脑油空冷器、重石脑油后冷器冷却后至罐区。侧线抽出的重芳烃自流入由重沸炉提供热源的重芳烃侧线汽提塔进行汽提，重芳烃侧线汽提塔顶气返回分馏塔，汽提后的重芳烃由重芳烃泵升压后依次经脱丁烷塔底重沸器、重芳烃蒸汽发生器、重芳烃/冷低分油换热器、重芳烃/热水换热器取热后进入重芳烃空冷器冷却，然后作为产品出装置。分馏塔设中段抽出，作为脱乙烷塔底234、重沸器热源并发生0.5MPaG蒸汽。分馏塔底油为尾油，尾油由分馏塔底泵升压后经重石脑油侧线汽提塔底重沸器换热，正常工况循环至热原料油缓冲罐，外甩尾油工况可经尾油空冷器冷却后再送出装置。吸收塔塔顶气和分馏塔顶液混合后经吸收塔顶冷却器冷却后进入吸收塔顶回流罐，吸收塔顶气在压力控制下与脱丁烷塔顶气混合至装置外脱硫；吸收塔顶液经吸收塔顶回流泵升压后在回流罐液位及流量控制下全部返塔作为吸收剂，与自脱乙烷塔顶回流罐来的气体逆向接触，吸收其可能携带的C3、C4组分；吸收塔底液经吸收塔底泵升压后与来自主汽提塔的主汽提塔顶气、主汽提塔顶液混合进入脱乙烷塔顶，经脱乙烷塔顶冷却器冷却后进入脱乙烷塔顶回流罐进行气、油235、水三相分离，气体进入吸收塔；液体经脱乙烷塔顶回流泵升压后在回流罐液位及流量控制下全部返塔作为进料，塔底靠重沸器供热，脱除其携带的C2组分；脱乙烷塔底液经脱乙烷塔底泵升压后与脱丁烷塔底液换热进入脱丁烷塔，塔顶气经脱丁烷塔空冷器、脱丁烷塔后冷器冷凝冷却后进入脱丁烷塔回流罐进行气、油、水三相分离，气体至装置外脱硫；液体经脱丁烷塔回流泵升压后分成两路，一路作为塔回流返塔，一路作为粗液化气产品至装置外脱硫。该塔靠塔底重沸器供热。塔底液先经轻石脑油脱硫罐进一步脱硫，再与该塔进料换热，然后经轻石脑油空冷器、轻石脑油后冷器冷却后作为产品出装置。3）催化剂预硫化流程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。本设计采用气相硫化方法，DMDS为硫化剂。催化剂进行硫化时，系统内氢气经循环氢压缩机按正常操作路线进行循环，高压分离器压力为正常操作压力。DMDS由装置外供给注入反应进料加热炉出口管线，按催化剂预硫化温度控制点要求缓慢提高反应器温度，并按硫化要求进行反应器出口硫化