1、石油化工公司炼化一体化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8可行性研究报告编制单位及编制人员名单项目编制单位：XX工程咨询有限公司资格等级： 级证书编号：（发证机关：中华人民共和国住房和城乡建设部制）编制人员： XXX高级工程师XXX高级工程师XXX高级工程师XXXX有限公司二XX年XX月XX日目录1 总论11.1 项目及建设（主办）单位基本情况11.2 编制依据及原则41.3 研究范围及编制分工51.4 项目背景及建设理由161.5 产业政策与企业投资战略2、232 市场分析与价格预测292.1 产品市场供需分析292.2 目标市场分析362.3 产品价格382.4 市场研究结论393 原料、辅助材料及燃料供应403.1 原料供应403.2 辅助材料供应423.3 燃料供应514 建设规模、产品方案及总工艺流程574.1 原料性质574.2 产品方案584.3 建设规模594.4 总工艺流程615 工艺装置805.1 常减压蒸馏装置 I805.2 常减压蒸馏装置II815.3 延迟焦化装置825.4 蜡油加氢处理装置835.5 催化裂化装置845.6 气体分馏装置855.7 MTBE 装置865.8 烷基化装置865.9 加氢裂化装置875.10 3、柴油加氢裂化装置 I895.11 柴油加氢裂化装置 II905.12 航煤加氢改质装置905.13 轻烃回收装置915.14 石脑油加氢装置925.15 焦化石脑油加氢装置925.16 连续重整装置935.17 汽油加氢醚化955.18 氢气回收装置965.19 氢气深度回收装置965.20 硫磺回收联合装置975.21 干气分离装置995.22 催化干气分离装置995.23 芳烃装置995.24 乙烯装置1005.25 裂解汽油加氢（含苯乙烯抽提单元）装置1005.26 丁二烯抽提装置1015.27 MTBE/丁烯1 装置1015.28 HDPE 装置1025.29 FDPE 装置1025.4、30 苯乙烯装置1025.31 聚丙烯装置1036 自动控制与信息工程1046.1 自动控制1046.2 信息工程和智能工厂建设1757 厂址选择1987.1 选址原则1987.2 选址地区概述1987.3 厂址方案比选2057.4 推荐厂址建设条件2068 总图运输及土建2078.1 总图运输2078.2 土建2219 储运2859.1 炼油芳烃部分储运系统2859.2 化工部分储运系统3149.3 固体包装及储运3209.4 全厂工艺及热力管网3349.5 火炬3899.6 原油码头库区3909.7 原油码头库区至厂区长输管道4059.8 厂内铁路41810 公用工程及辅助生产设施42715、0.1 给排水42710.2 供电43010.3 电信43110.4 供热43210.5 POX43810.6 采暖、通风及空调43910.7 氮氧站及空压站44010.8 维修44410.9 全厂性仓库44710.10 中心化验室44910.11 全厂焚烧系统45111 节能45811.1 概述45811.2 能源供应情况分析46311.3 能耗指标及分析46611.4 节能措施47311.5 节能效果分析47512 节水47712.1 节水原则47712.2 用水指标分析47712.3 节水措施47712.4 节水效果分析47813 消防48013.1 消防设计范围48013.2 消防对象6、概述48013.3 消防站48013.4 消防系统方案48014 环境保护48114.1 全厂污染物排放48114.2 全厂环保措施概述48214.3 环保投资48315 职业安全卫生48515.1 职业卫生设计目的48515.2 职业危险有害因素分析48515.3 安全对策措施48516 组织机构及人力资源配置48616.1 企业组织机构48616.2 生产倒班制及人力资源配置48616.3 人员的来源及培训49317 项目实施计划及招标49417.1 项目实施计划49417.2 项目招标49518 投资估算及融资方案49918.1 工程概况及估算内容49918.2 项目总投资50018.37、 资金来源与使用计划50119 财务分析50220 经济费用效益分析50420.1 费用和效益的调整范围50420.2 效益和费用的数值调整50420.3 经济费用效益流量及评价指标的计算50521 区域经济和宏观经济影响分析50821.1 本项目的建设有助于改善当地的发展功能和产业结构50821.2 本项目的建设将有助于推动区域经济增长50821.3 本项目的建设有助于提高当地财政收入50921.4 本项目的建设有助于完善社会收入分配50922 风险与竞争力分析51022.1 风险分析51022.2 竞争力分析51623 结论与建议52123.1 主要研究结论52123.2 存在问题及建议58、221 总论1.1 项目及建设（主办）单位基本情况1.1.1 项目基本情况(1) 项目名称 XX石化炼化一体化项目（以下简称本项目）。(2) 项目建设性质本项目为新建合资项目，由XX石油天然气股份有限公司（以下简称XX石油）和XX国家石油公司（以下简称 PDVSA）共同出资建设，按照股份制企业模式进行管理和生产 经营，原炼油部分股比为XX石油 60%，PDVSA40%；炼化一体化暂按XX石油独资建设考 虑，待与委方谈判最终合资范围明确后在调整。(3) 项目建设地点 XX省揭阳市大南海石化工业园。(4) 项目建设单位项目建设单位为XX石油天然气股份有限公司XX石化分公司（以下简称“XX石化”），9、 由XX石油天然气股份有限公司和XX国家石油公司合资建立。1.1.2 建设单位基本情况1.1.2.1 建设单位名称、性质及负责人1.1.2.2 建设单位概况(1) XX石油天然气股份有限公司 XX石油天然气股份有限公司是XX油气行业占主导地位的最大的油气生产和销售商，是XX销售收入最大的公司之一，也是世界最大的石油公司之一。XX石油是根据公司法 和国务院关于股份有限公司境外募集股份及上市的特别规定，由XX石油天然气集团公 司独家发起设立的股份有限公司，成立于 1999 年 11 月 5 日。XX石油发行的美国存托股份及 H 股于 2000 年 4 月 6 日及 4 月 7 日分别在纽约证券交易10、所有限公司及香港联合交易所有限公司挂牌上市（纽约证券交易所 ADS 代码 PTR，香港联合交易所股票代码 857），2007 年11 月 5 日在上海证券交易所挂牌上市（股票代码 601857）。XX石油致力于发展成为具有较强竞争力的国际能源公司，成为全球石油石化产品重要 的生产和销售商之一。XX石油广泛从事与石油、天然气有关的各项业务，主要包括：原油 和天然气的勘探、开发、生产和销售；原油和石油产品的炼制、运输、储存和销售；基本石 油化工产品、衍生化工产品及其他化工产品的生产和销售；天然气、原油和成品油的输送及 天然气的销售。XX石油广泛从事与石油、天然气有关的各项业务，主要包括： 原油和天11、然气的勘探、开发、生产和销售； 原油和石油产品的炼制、运输、储存和销售； 基本石油化工产品、衍生化工产品及其他化工产品的生产和销售； 天然气、原油和成品油的输送及天然气的销售。(2) XX国家石油公司XX国家石油公司成立于 1975 年 8 月 30 日，是一家跨国能源公司，从事作业和商 业经营的范围包括:油气勘探、开发、炼制、运输和配送，以及化工、石化和煤炭业。XX是世界第五大石油出口国，也是石油输出国组织（欧佩克）在拉美地区的唯一成员。PDVSA 现为XX最大的国有企业，近年来，PDVSA 主要业绩指标在国际石油周刊 国际大型石油公司排行榜上一直位居前四位。2008 年XX国家石油公司运行12、情况报告 显示，2008 年XX国家石油公司的收入达到 1345 亿美元，净利润为 121 亿美元，比上年增加 59 亿美元。2007 年XX的原油和液化天然气日产量合计为 330 万桶，石油出口为每天 280 万桶。从 2002 年到 2007 年，XX国家石油公司共上缴利税 400 多亿美元，目前公司的资产已超过 1070 亿美元，其中净资产超过 560 亿美元。XX向美国供应原 油中的 75%直接通过该公司出口，其营业额约占XX国内生产总值的 1/3，上缴税收约 占政府收支的 50，出口收入约占XX出口总收入的 80。在 2007 年世界主要石油公 司综合实力排行榜中，XX国家石油公司位13、列拉美第一。在各分项排名中，该公司拥有 的石油天然气探明储量和炼油能力居世界第五，产量居世界第六。PDVSA 拥有的石油资源量在美洲位居第一，已探明常规石油储量为 780 亿桶，占全美洲 石油资源量的一半，居世界第五位；加上著名的奥里诺科石油带超重油（该超重油带长 700公里，宽 70 公里，为世界第二超重油带），该公司石油储量达到 3000 亿桶。PDVSA 的原油 加工能力在世界炼油界亦处于领先地位，在美国、加勒比地区和欧洲分别有炼油厂，日炼油 能力 330 万桶，居世界第四。其在美国的分公司 CITGO 在全美拥有 6 座炼油厂，59 座油库 和 13800 个加油站，油库储油能力 2414、00 万桶；其在炼油、汽油与润滑油供应等领域分别占 美国上述市场份额的 11%、 11.1%和 5.7%。这些数字充分证明了XX国家石油公司作 为世界主要石油公司之一的高生产能力和健康的财务状况。1.1.3 项目编制单位资质 XX寰球工程有限公司隶属于XX石油天然气集团公司，是以技术为先导，以设计为龙头，集咨询、研发、设计、采购、施工管理、设备制造、开车指导等多功能于一体的，具有 项目管理承包和工程总承包综合能力的国际工程公司，是智力密集、技术密集的科技型国有 骨干企业。五十多年来，先后完成了两千多项跨行业的国内外大中型项目的咨询、设计、施工和总 承包建设任务，在国际规模的大型乙烯、大型炼油、15、大型聚丙烯、大型 LNG 和大型化肥等 15 大类装置上具备总承包能力并拥有丰富业绩。拥有主要资质如下：表1.11 XX寰球工程有限公司主要资质一览表序号资质名称等级1工程咨询资格证书国家发改委颁发工程咨询甲级，工咨甲 20120070052，甲级：石化、化工、医 药；石油天然气2工程造价咨询单位甲级3建设项目环境影响评价资格环保部颁发，国环评证甲字第 A1008号，甲级，石化化工医药工商领域固定资产投资咨询机构资质：化4工：可行性研究（甲级）评估咨询（甲级），医药：可行性研究（乙级）评估咨询（乙甲级、乙级级），工程监理资质：化工石油工程、房屋建筑5工程、市政工程、机电安装工程监理甲级；甲级、16、乙级电力工程监理乙级6化工石油工程施工总承包一级7机电设备安装工程专业承包一级8管道工程专业承包一级9无损检测专业承包一级序号资质名称等级10锅炉安装改造维修许可证一级11超重机械安装改造维修许可证（桥、门式）A 级12压力容器安装改造维修许可证A1A213压力管道安装维修许可证GA1GB1GB2GC114压力容器设计单位批准书A1,A2,A3,SAD15压力管道设计资格批准书GA1,GA2,GB1,GB2,GC1,GC216危险废物和医疗废物处置设施建设项目专 项环境影响评价资质17对外承包工程经营资格18进出口企业资格证书19工程招标代理资格20ASME UXX寰球工程有限公司前期咨询业务17、包括：总体规划、产业规划、项目建议书、厂址 选择、可行性研究、项目申请报告编制、环境影响评价、安全评价和项目独立后评价等业 务，同时是国家发展改革委员会认定的 46 家咨询机构之一。目前已完成工程咨询项目数百 个，其XX家重点项目数十个。业务领域涵盖石油炼制、石油化工、无机化工、现代煤化 工、天然气利用、天然气液化与储运、新能源等。公司的前期咨询以雄厚的工程设计实力 和经验为后盾，以技术创新为先导，以高素质人才为基础，以先进的服务理念为指导，可 以为业主提供优质的服务。1.2 编制依据及原则1.2.1 编制依据(1) 国家、行业和地方相关政策、法规和规定。(2) 与业主签订的可行性研究报告的合18、同。(3) XX石油炼油化工建设项目可行性研究报告编制规定。(4) 专利商的专利技术资料等。(5) 业主提供的相关资料。(6) XX省及揭阳市等地方政府提供的有关资料。(7) 各国内设计院提供的相关数据及资料。(8) 中委合资XX石化 2000 万吨/年重油加工工程可行性研究报告。(9) 中委合资XX石化 2000 万吨/年重油加工工程设计文件。(10) 其它资料。1.2.2 编制原则(1) 项目建设目标：建成“绿色智能效益型的加工重劣质油国际化一体化石化基 地”。(2) 充分发挥炼化一体化的优势，炼油和化工原料互供，燃料互供，同类工艺合并， 公用工程和辅助设施统一规划集中设置，做到装置规模大19、型化。(3) 项目的设计应满足国家有关方针、政策和规定，按保证项目质量、环境安全、节 约资源、节省投资、提高经济效益的原则，采用成熟、先进、可靠、适用并具有世 界级规模的技术，主要经济技术指标达到国际先进水平；确保工程长期稳定安全运行，并做到可持续发展。(4) 采用当今世界最先进的清洁加工工艺，一次规划、一次建设，最大限度减少排 放，实现清洁生产；严格遵照和执行国家和当地政府关于安全卫生、消防和环境保 护的有关法规，严格控制和降低污染物的排放。(5) 充分利用原油资源，尽量提高加工深度，且考虑对原油变化的适应性优化。(6) 在全厂总流程、主要工艺装置、总平面布置、主要公用工程及系统工程的设置 20、上，充分体现炼化一体化及信息、管理服务智能化。(7) 为保证技术先进和降低项目投资，技术选择和设备采购立足全球化，国内自主化 技术和装备充分利用本地化优势参与竞争。(8) 生产控制自动化水平高，操作定员尽可能精简。(9) 在满足工艺流程、安全生产、环境保护、消防、检修、运输等要求的前提下，合 理布置，尽量做到布置紧凑、流程顺畅、美观、减少占地。(10) 适当考虑原中委合资XX石化 2000 万吨/年重油加工工程已经完成采购和施工 的工程内容。1.3 研究范围及编制分工1.3.1 研究范围在中委合资XX石化 2000 万吨/年重油加工工程可行性研究报告基础上，本项目建 设规模规模优化扩大为 2021、00 万吨/年炼油+260 万吨/年芳烃+120 万吨/年乙烯，炼油、芳 烃、化工一体化项目。项目范围包括原油码头及码头库区、产品码头、原油及产品输送管线、储煤仓及输送 栈桥、炼化一体化厂区工艺装置、储运设施、公用工程及配套生产辅助设施。项目范围包括从原油码头原油卸油始，后续原油储运、管道输送、炼油化工生产加 工、产品储存、外运设施等整个生产过程所需全部占地范围。1.3.2 可研编制单位的分工(1) XX寰球工程有限公司北京分公司作为可研报告的总体院，并负责化工部分。(2) XX石油工程建设有限公司华东设计分公司（简称华东院）负责炼油部分的报告 编制，并配合总体院完成完成相关章节编制工作。(322、) XX石油天然气股份有限公司规划总院（简称规划总院）负责编制原料和产品市 场研究分报告。(4) 中交第四航务工程勘察设计院有限公司负责编制原油和产品码头分报告。(5) 中铁第四勘察设计院集团有限公司负责编制报告铁路章节。 具体的报告各卷内容见下表。表1.31 项目可研报告成册表卷号册号名称编制单位第一卷第一册总说明XX寰球工程有限公司北京分公司第二册炼油部分总说明XX石油工程建设有限公司 华东设计分公司第二卷原料和产品市场研究XX石油天然气股份有限公司规划总院第三卷第一册工艺装置 炼油部分XX石油工程建设有限公司 华东设计分公司第二册工艺装置 炼油部分XX石油工程建设有限公司 华东设计分公司23、第三册工艺装置 化工部分XX寰球工程有限公司北京分公司第四卷公用工程方案和辅助生产设 施XX寰球工程有限公司北京分公司第五卷安全、环保、节能、节水XX寰球工程有限公司北京分公司第六卷码头中交第四航务工程勘察设计院有限公司第七卷投资估算财务分析XX寰球工程有限公司北京分公司本项目的详细工程主项详见工程主项表。XX石化炼化一体化项目可行性研究报告表1.32 项目工程主项表序号主项名称规模单位备注1工艺装置炼油部分1.1常减压10002万吨/年新建1.2延迟焦化3002万吨/年新建1.3加氢裂化370万吨/年新建,（改石脑油方案）1.4蜡油加氢处理420万吨/年新建1.5催化裂化360万吨/年新建124、.6石脑油加氢300万吨/年新建1.7连续重整3002万吨/年新建1.9航煤加氢120万吨/年新建1.10柴油加氢3302万吨/年新建,（两套均改裂化方案）1.11汽油加氢醚化170万吨/年新建1.12气分110万吨/年新建1.13MTBE12万吨/年新建版权归中国寰球工程有限公司所有，未经许可不得翻印和使用9序号主项名称规模单位备注1.14轻烃回收150万吨/年新建1.15烷基化45万吨/年新建1.16氢气回收35104m3(N)/h新建1.17硫磺回收184+6万吨/年新建1.18酸性水汽提3502吨/小时新建1.19溶剂再生10002吨/小时新建1.20芳烃联合装置260万吨/年新建1.25、21焦化石脑油加氢90万吨/年新建1.22干气分离50万吨/年新建1.23催化干气分离12万吨/年新建1.24氢气深度回收装置8104m3(N)/h新建化工部分1.25乙烯120万吨/年新建1.26汽油加氢（含苯乙烯抽提）45万吨/年新建序号主项名称规模单位备注1.27丁二烯13万吨/年新建1.28MTBE/丁烯17/2万吨/年新建1.29高密度聚乙烯40万吨/年新建1.30全密度聚乙烯60万吨/年新建，其中：LLDPE 42,HDPE 151.31苯乙烯80万吨/年新建1.32聚丙烯60万吨/年新建2公用工程2.1动力中心MW新建，配置：4450t/h 锅炉+（30+15+30）MW 发电汽26、轮机 组+2126MW 燃机发电2.2余热回收站1座2.3POX（4+2）1500t/d新建，配置：4+2 气化炉；58.95104m3(N)/h（CO+H2）2.4空压站56000m3(N)/h新建，仪表空气42000m3(N)/h新建，工厂空气2.5空分21104m3(N)/h新建，3*7104m3(N)/h（氧气）版权归中国寰球工程有限公司所有，未经许可不得翻印和使用10序号主项名称规模单位备注2.6变配电新建2.7给排水新建2.7.1净水场8500m3/h新建2.7.2化工区消防水泵站6000m3/h新建2.7.3炼油区消防水泵站3座新建,1 号消房泵站：4050m3/h；2 号消防泵27、站：3800m3/h；3 号消防泵站：2300m3/h2.7.4除盐水站及凝液精制1座新建,除盐水：2400m3/h；透平凝液：900m3/h；化工凝液：900m3/h；炼油凝液：1100m3/h2.7.5化工循环水场3座新建,化工一循：80000m3/h；化工二循：70000m3/h；三循：80000m3/h2.7.6炼油循环水场2座新建,炼油一循：25000m3/h；炼油二循：50000m3/h2.7.7污水处理场1座新建,含油污水：1200m3/h；含盐污水：1400m3/h；清净废水：1200m3/h2.7.8化工区雨水收集池30000m3新建2.7.9炼油区雨水收集池25000+3528、000+30000m3新建2.7.10全厂事故水池180000m3新建2.8酸碱站1座新建版权归中国寰球工程有限公司所有，未经许可不得翻印和使用15序号主项名称规模单位备注3辅助生产设施3.1全厂外管网（包括管廊）新建3.2全厂地下管网新建3.3全厂焚烧系统100t/d新建3.4火炬系统2座新建，共架火炬（含火炬回收单元）3.5行政办公楼1座新建，三层，地上总建筑面积 10294m23.6会议中心1座新建,三层，建筑面积：7223m23.7车间办公楼1座建筑面积 7650m23.8食堂1座新建，二层，建筑面积 4238m23.9宿舍新建,三层，建筑面积：8897m2+6583m2，3.10中央29、控制大楼1座合建，12000m23.11全厂信息中心1座3.12维修站1座新建，占地 32500m2，办公室及值班三层，建筑面积 3499m2， 机修车间（单层轻钢）建筑面积 6384m2；电修、仪修车间建 筑面积 2282m2；简易板房（轻钢）建筑面积 2282m2序号主项名称规模单位备注3.13一体化综合仓库2座新建,建筑面积 26000m23.14化学品库5座新建，建筑面积 8850m23.15危险化学品库4座新建，建筑面积 780m23.16消防站2座新建,特勤消防/气防总站 1 座,特勤消防/气防分站 1 座3.17全厂分析化验中心1座新建，二层，建筑面积 9800m23.18原料及30、中间产品罐区新建3.19暖通设施新建3.20总图运输新建3.21煤储运新建3.22液体产品罐区新建3.23液体产品汽车装车站新建3.24固体产品储运设施新建3.25厂内铁路新建3.26料位计中转场1座新建，65m2序号主项名称规模单位备注3.27危险废物暂存库（场）1座新建，建筑面积 1200m24厂外工程4.1产品码头1座新建4.2原油码头1座新建4.3原油罐区及输送管线新建4.4储煤仓及输送栈桥新建4.5硫磺成型与包装仓库1座4.6四检办公室新建，建筑面积 1150m24.7厂外铁路设施依托4.8厂外公路依托4.9一般废物填埋场依托4.10危险废物填埋场依托4.11厂外供水管线依托4.1231、厂外排水管线依托序号主项名称规模单位备注4.13供电外线接入系统依托XX石化炼化一体化项目可行性研究报告1.4 项目背景及建设理由1.4.1 项目背景1.4.1.1 项目由来及原中委合资XX石化 2000 万吨/年重油加工工程核准过程2001 年 5 月 24 日，原国家发改委主任曾培炎与XX外长达维斯签署了中华人民 共和国国家发展计划委员会与XX玻利瓦尔共和国能源和矿产部能源十年（20012011） 合作谅解备忘录，开启了中委能源领域合作。2005 年 1 月 29 日，原国家副主席曾庆红访委期间，中石油与委石油（PDVSA）签署关 于共同开发奥里诺科重油带合作项目的谅解备忘录，确定了双方的32、合作意向。2008 年 5 月 9 日，在原国务院副总理回良玉和XX总统查韦斯的见证下，中委双方签订了开发奥里诺科重油带胡宁 4 区块成立合资公司的框架协议和XX炼厂项目合 资框架协议。2009 年开始，XX石油集团公司正式筹备和启动炼油项目。先后在珠海高栏岛及汕 头、揭阳、汕尾等地进行选址。最终，项目选址于揭阳市惠来县东南沿海隆江河西侧，原 油码头选址于附近的石碑山海域。2009 年 3 月 12 日，XX石油集团公司与XX省政府在北京签署了战略合作协议，明确了XX石油将在揭阳大南海工业园区建设 2000 万吨/年炼油加工项目，由地方政府提供项 目红线外配套设施建设，包括水、电、讯、公路、铁33、路等。2010 年 3 月2011 年 3 月，炼油项目先后取得国土资源部土地预审批准、军方支持文 件、国家海洋局用海预审批准、国家环保部环评报告批复、国家发改委节能评估审查等相 关支持性文件。2012 年 4 月 20 日，国家发改委下发发改能源2012989 号文件，对 2000 万吨/年炼 油加工项目进行批复核准。批复主要内容：XX石化炼油项目建设是深化中委双方能源领 域合作、满足XX特殊原油加工需求、保障国内油品市场稳定供应的重要举措，同意 由中石油与委石油合资建设XX石化 2000 万吨/年重油加工工程项目。项目建设包括炼油、公用工程两部分。炼油部分包括 2 套 1000 万吨/年常34、减压装置、2 套 380 万吨/年延迟焦化装置、2 套 300 万吨/年蜡油中压加氢裂化装置、1 套 30 万吨/年聚丙烯装置等 27 套装置；公用工程包括 1 个 30 万吨级原油接卸泊位及配套设施、1 个 5 万吨级油品泊位及配套 设施、1 座石油焦气化联合循环发电（IGCC）装置等。项目总投资 586.11 亿元。2012 年 4 月 27 日，炼油项目举行开工奠基仪式。2017 年 6 月 7 日，中委合资XX石化有限责任公司合资文件在北京XX石油大厦正式 签署，迈开了XX石化合资合作征程的第一步，下一步将开展合资公司设立工作，力争年 内完成公司注册。版权归中国寰球工程有限公司所有，未35、经许可不得翻印和使用17自 2014 年下半年开始，根据市场、资源和国家产业政策的变化，XX石化组织设计单 位开展了多个具体方案的研究对比工作，主要研究内容包括：1）建设规模调整研究：研究了 1000 万吨/年建设方案、1500 万吨/年建设方案、2000 万吨/年建设方案、1000+1000 万吨/年建设方案。2）原油调整研究：研究了XX原油、伊拉克原油、伊朗原油、巴西重油、加拿大 油砂、沙特原油、俄罗斯原油、乍得原油、厄瓜多尔原油等几十个原油品种，以及按照不 同比例掺炼的加工方案。3）加工路线调整研究：研究了燃料型炼厂加工路线以及降低柴汽比方案，研究了炼油芳烃、炼油芳烃化工等多个加工路线。36、4）工艺装置调整研究：研究了两套常减压分输分炼，对比了渣油延迟焦化、灵活焦 化、沸腾床加氢、悬浮床加氢，研究了多产石脑油型蜡油加氢裂化、柴油加氢裂化，催化 柴油 LTA 工艺等多个工艺装置调整方案以及不同的组合方案。5）乙烯及化工流程比选：100 万吨/年乙烯与 120 万吨/年乙烯 2 种规模比选,8 个产品 方案。2017 年 6 月 16 日章建华总经理支持召开了XX石化项目建设方案调整汇报会，同意炼 油芳烃化工一体化方案，按照 2000 万吨/年炼油+260 万吨/年芳烃+120 万吨/年乙烯方案开 展深入研究。6 月 17 日和 7 月 31 日，又相继完成了原油适应性优化、芳烃方案37、优化、炼油 产品结构调整优化、化工产品方案优化、乙烯原料优化、POX 配置优化、渣油加氢技术对 比、总图优化、公用工程和动力中心优化等专题研究；8 月 1 日，经集团公司专题汇报会 后，确定了各项研究成果，并正式启动可研编制工作。1.4.1.2 原中委合资XX石化 2000 万吨/年重油加工工程项目建设现状(1) 设计工作总体设计：2011 年 5 月启动总体设计，2012 年 11 月获得批复。基础设计：2012 年 4 月启动基础设计，共计 243 个主项单元，其中 161 个主项单元已通过股份公司审查，配套两个码头工程以及全厂性仓库等 16 个主项单元基础设计已获批 复。详细设计：已获审38、查通过的基础设计主项单元启动详细设计，整体完成约 30%，两个 码头和全厂性仓库等主项单元施工图设计基本完成；其余单元开展的工作主要包括工艺设 计、提交采购询价文件、提交关键土建基础桩基图等。(2) 采购工作工艺包：引进工艺包全部完成设计和交付，合同金额 7.36 亿元，已支付 6.49 亿元。 设备：2012 年开展长周期设备采购订货，长周期设备总计 235 台/套，已签订订货合同226 台/套，金额约 31 亿元；框架协议招标完成 50 项，签订合同 131 份；设备技术协议谈判完成 4476 台。主要设备到货、存放情况：已协调部分长周期设备交货期调整及合同变更。目前，焦 化炉、POX 制39、氢变换炉内件、烷基化专利设备、9 台特阀、压缩机和机泵等进口设备及原油 罐板已到现场，存放在现场库房和露天堆场；一部分压缩机等动设备存放在中石油物资公 司沧州公司库房内。(3) 现场施工 全厂性工程：主干道路基本完成；主干地管铺设基本完成；仓库已经投用；维修站基本完成。码头工程：原油码头总体完成 40.9%，扭王字块安装完成 3201 件，防波堤正在施工。 产品码头总体完成 61%，防波堤施工基本完成。桩基工程：总体完成约 50%。厂前区工程：行政办公楼、会议中心、员工宿舍及食堂主体框架、砌筑、外墙砖、屋 面、门窗安装等施工完成。临时设施：2 个码头工程混凝土构件预制场、2 个地管集中防腐场、40、2 个罐板预制及集 中防腐场及沥青集中搅拌站等建成投用；业主临时办公区、各家 EPC 承包商临时办公区、 各家承包商生活营地等建成投用。(4) 投资及合同签订情况总体情况：截至 2017 年 10 月底，股份公司已累计下达投资计划 21 批、94.01 亿元，其中 2017 年下达投资 4.3 亿元；项目累计完成投资 100.28 亿元，累计付款 90.86 亿元。合同签订情况：签订各类合同 751 份、金额 132.89 亿元。合同履行情况：累计支付 78. 67 亿元，累计完成 86.6 亿元。1.4.1.3 本项目提出的背景XX石化原 2000 万吨/年重油加工项目以生产成品油为主，设计41、汽柴油产量 1307 万吨/ 年；随着国内成品油市场竞争激烈、价格不到位，项目产品方案难以适应市场需要，同时 受委方政治经济形势影响，合资进展缓慢，项目推进困难，为适应形势变化，反复对比优 化论证方案，对原建设方案调整进行了优化研究，主要内容包括：建设规模调整：研究了 1000 万吨/年炼油、1500 万吨/年炼油、2000 万吨/年炼油、 1000+1000 万吨/年炼油，炼油配套芳烃、炼油配套乙烯芳烃等近 20 个主体方案、200 多个 子方案。原油调整：研究了XX原油、伊拉克原油、伊朗原油、巴西重油、加拿大油砂、版权归中国寰球工程有限公司所有，未经许可不得翻印和使用19沙特原油、俄罗斯原42、油、乍得原油、厄瓜多尔原油等几十个品种，按照不同比例掺炼的加 工方案。加工路线调整：研究了燃料型炼厂加工路线以及降低柴汽比方案，炼油芳烃、炼油 芳烃化工等多个加工路线。工艺装置调整：研究了两套常减压分输分炼，对比渣油延迟焦化、灵活焦化、沸腾床 加氢、悬浮床加氢等重油转化工艺，多产石脑油型蜡油加氢裂化、柴油加氢裂化，催化柴 油 LTA 工艺等多个装置工艺调整方案以及不同的组合方案。经技术经济综合比选，推荐炼油芳烃化工一体化方案，按照 2000 万吨/年炼油+260 万 吨/年芳烃+120 万吨/年乙烯方案开展下一步深入研究。在原炼油流程基础上对炼油流程调整如下：1) 两套常减压装置分别适应委油和43、中东油不同的加工工况。委油和中东原油的性质 差别较大，需充分发挥原油各馏分的性质特点，优化常减压的设计，优化石脑油、 蜡油和柴油组分的分配，更好的落实“宜油则油、宜芳则芳、宜烯则烯”的原则。2) 延迟焦化按照上限操作以平衡掉所有的减压渣油，沥青按季节性产品考虑。 根据市场需求，部分直馏蜡油和蜡油加氢处理装置的蜡油调合可生产船用燃料。3) 两套柴油加氢改质装置均改为裂化方案，一套加工直馏柴油，多产重石脑油和航 煤。另一套加工委油重直馏柴油、焦化柴油和催化柴油，多产重石脑油和精制柴 油，重石脑油芳潜高。4) 取消异构化装置。5) 焦化石脑油单独加氢后做乙烯原料，优化石脑油加氢的反应条件。6) 调整44、石脑油加氢轻重石脑油切割点，碳六及以上组分做重整原料。增大重整装置 规模，增加芳烃联合装置。7) 丁辛醇装置暂缓建设，与化工装置统筹考虑。8) 醚化装置增加重汽油加氢部分。9) 催化干气吸附分离出富乙烯气作乙烯原料，焦化干气和轻烃回收饱和干气吸附分 离出富乙烷气做乙烯原料。10) 增加氢气深度回收装置，回收 PSA 解吸气、干气分离富甲烷气中的氢气。 化工部分流程：以 100120 万吨/年乙烯装置为龙头，规划建设相对完整的化工流程方案。炼油部分供给乙烯裂解原料及苯、丙烯等产品给化工部分，同时与化工部分优化平衡燃料 气。化工部分将氢气、裂解汽油、混合碳四等物料返回给炼油部分加工。1.4.2 炼45、化一体化项目建设必要性1.4.2.1 项目建设目的及意义(1) XX原油和合资公司重油加工项目有利于提高我国加工劣质原油能力，具有 较高的盈利潜力XX石油与XX石油上游合资公司生产的原油为奥里诺科重油带的超重原油，产 量为每年 3000 万吨以上。原油的密度（15）为 1.0102 g/ml，API 为 8.6（大庆原油 API 35）， 硫含量为 4.08wt%，酸值为 3.00mgKOH/g，K 值为 11.3。原油200的轻质油收率仅为 2.56w%，343馏分的收率仅为 15.51w%，450总拔出率只有 32.29w%，70%左右为质 量差的减压渣油。该原油属于高硫环烷基高酸超重质油46、，具有典型“六高”（高密度、高 含硫、高氮、高残炭、高金属、高酸值）性质，国内目前所有炼油厂均不具备单独、大量加 工的条件，只有新建加工重质原油的炼油厂才能满足加工的需求。国际上一般将符合 API 度小于 27、硫含量大于 1.5%、TAN 大于 1.0mgKOH/g 中任何一项指标的原油称为劣质原油。 国际原油价格上扬，高硫与低硫原油之间、重质与轻质原油之间、含酸与不含酸原油之间 的价差也随之拉大。所以，具备条件的炼厂加工重质、劣质原油有利于改善和提高企业效 益。(2) 有利于适应资源和市场形势变化。原 2000 万吨/年重油加工工程可行性研究报告（2010 年 1 月出版）按照加工 10047、%的 XX Merey16 原油设计，该原油是根据中委两国在石油领域上下游一体化合作所签署 的一系列协议所确定的份额油，原油资源相对可靠。为了避免因超重原油的开采难度大， 长途海运风险等引起的原油供应风险，需考虑原油适应性。XX石化定位加工劣质重油， 原设计方案按照 70%Merey16 原油+30%巴士拉原油，设计原油 API 为 20.23，可以适应 API 范围 1623.05，涵盖了部分XX石油海外重质份额油。根据XX石油海外业务“十三五” 和远景发展规划，XX石油在伊拉克、伊朗、乍得、厄瓜多尔等地重质份额原油将不断增 加，中方所提的份额油中的重质原油由于没有合适的炼厂加工，销售难度加48、大，存在价格 损失，对海外投资的效益有一定影响，而中石油所属企业中，只有XX石化以加工重质劣 质原油为主，推动项目建设可以很好的解决海外重质份额油的加工问题。低油价下委内瑞 拉重油增产困难，我公司两伊重质劣质原油产量逐步增加，需要稳定炼厂加工保障上游收 益。通过对近 30 种原油性质、产量、价格以及掺炼比例进行了全面的比选，最终将设计原 油调整为以两伊海外重质份额油替代部分委油，增加两伊重油、减少委油，不仅可以解决 集团公司海外份额油加工问题，可以增加集团公司原油业务链价值，实现上中下游协同发 展，还可降低XX原油供应风险。同时，通过调整建设方案，增加化工品产量，压减 成品油，可以更好的适应市49、场需求变化，提高项目竞争力。版权归中国寰球工程有限公司所有，未经许可不得翻印和使用20综合考虑XX石油海外份额原油的产量、性质、价格，本次调整可研原油构成为： 1000 万吨/年XX Merey16 原油+800 万吨/年巴士拉重油+200 万吨/年伊朗重油，即 50% 委油+50%中东混合原油。(3) 本项目方案调整符合国家石化产业发展规划，充分发挥上下游、炼化一体化、区 域整体优势，符合中石油整体利益，带动中石油集团炼化业务转型升级将建设方案由炼油调整为炼化一体化，按照 2000 万吨/年炼油、120 万吨/年乙烯、260 万吨/年芳烃优化设计。原油调整为 1000 万吨/年 Merey150、6 原油+800 万吨/年巴士拉重油+200 万吨/年伊朗重油，即 50%委油+50%中东混合原油 乙烯下游建设聚乙烯、苯乙烯、聚丙烯等装置，同时，由吉林石化公司同步配套建设丙烯腈、ABS 等装置，建成国内加工高硫、含酸、重质原油的绿色、智能、效益型炼化一体化项目，符合国家供给侧改革的总体部署，有利于集团公司炼化业务战略布局优化调 整，提升整体炼化业务水平，带动炼化业务转型升级。(4) 本项目能最大限度挖掘原料的加工潜力，提高项目竞争力 本项目考虑原油的适应能力，充分发挥中石油海外重质份额油的优势，充分利用原油中高芳潜的资源优势，落实“宜油则油、宜芳则芳、宜烯则烯”的原则，合理优化炼油装置规模51、和产品结构，优化芳烃、乙烯原料构成，优化化工产品结构，最大限度减少柴油， 降低柴汽比，多产芳烃和化工产品。本项目以市场为导向，坚持“大规模、短流程、产精 品；绿色低碳，智能工厂”原则，提高项目竞争力。(5) 本项目将有利于调整优化XX石油炼化事业布局，减少北油南调，化工产品直接 供应当地市场，降低运输成本，提高XX石油整体竞争盈利能力XX省一个省份的成品油消费量相当于东北三省和西北五省的成品油消费量总和的三 分之二。XX石油大量成品油北油南运，造成了运费高、海运和铁路运输瓶颈制约、损耗 大、安全性差等问题。另一方面在XX建设炼厂，避免了从XX进口的重油资源运到 北方炼厂加工，而生产的成品油又运52、回到南方销售的运输成本大量增加的不合理局面，也 有利于缓解全国海运紧张的局面。XX周边化工市场巨大，本项目安排适销对路的化工产 品就近销售，减低物流成本，有利于提高XX石油石化产品竞争力。在我国南方沿海建设特大型炼油项目，只需通过船舶运输原油，可减少成品油和化工 产品输送量，出口便利。由于原油输送品种单一，运送损失相对较少，可大大节省运力和 成本，符合节约型社会建设的要求，有利于通过调整XX石油的炼化布局，提高我国炼油 石化工业的整体竞争力。(6) 本项目有利于提高XX石油炼化业务实力，有利于实现XX石油建设综合性国际 能源公司的目标版权归中国寰球工程有限公司所有，未经许可不得翻印和使用28本53、项目采用先进清洁的工艺技术，并实现大型化、规模化和炼化一体化的发展目标。 本项目原油加工能力为 2000 万吨/年，达到世界级规模。该项目建设也将是XX炼油工业 一次投资规摸最大、一次加工能力最大的炼油工程，将有力提升XX石油炼化业务水平。 与此同时，该项目将有力推进XX在南美石油业务战略目标的实现，促进XX石油建设综 合性国际能源公司目标的实现。该项目采用的 POX 技术先进、成熟、清洁，能将焦炭副产 品转化为氢气、蒸汽及燃料气，从而提高能源利用效率并减少污染物排放，符合循环经 济、清洁生产和建设节约型社会的目标要求。(7) 本项目优化产品结构，能最大限度挖掘原料的加工潜力，提高项目竞争力 54、本项目考虑原油的适应能力，充分发挥中石油海外重质份额油的优势，充分利用原油中高芳潜的资源优势，落实“宜油则油、宜芳则芳、宜烯则烯”的原则，合理优化炼油装置规模和产品结构，优化芳烃、乙烯原料构成，优化化工产品结构，最大限度减少柴油， 降低柴汽比，多产芳烃和化工产品。本项目以市场为导向，坚持“大规模、短流程、产精 品；绿色低碳，智能工厂”原则，提高项目竞争力。1.4.3 主要依托条件 本项目地处XX揭阳大南海石化工业园，目前该工业园区内的其它大型用电户都在规划中，园区内无配套的电力供应能力，因此，本项目的电力供应来自当地区域变电站。根据目前与地方供电部门达成的协议，本项目的外部电源拟为 220kV55、 双回路供电，每回 220kV 线路均能满足本项目的全部用电负荷,其中两路引自厂外东北约 18 公里的华湖 220kV 变电 站；两回引自厂外西北约 9.6 公里处的滨海 220kV 变电站。本项目的厂区取水水源为距厂区约 15km 的龙江河邦山水闸上游约 0.51km 处的地表 水，以石榴潭水库坝址上游附近作为补充水源。当地政府在龙江河邦山水闸以及石榴潭水 库分别建设取水设施、泵站及引水管道，将水源水通过两条钢制管道分别输送至厂区边界 处，作为厂内自建净水场的原水。揭阳市境内现有深汕高速公路和普惠高速公路，其中深汕高速公路在惠来东港、隆 江、惠城、仙庵设立 4 个出入口，由隆江出入口可达厂址56、附近。途经惠来县的公路有国道 G324 线（福昆线）、省道 S236 线（揭神线）、省道 S337 线（广葵线）、省道 S338 线（溪 金线），惠来沿海有县道 X106（庵泉线）。惠来县目前已形成以高等级公路为骨架，一级 公路为主干，沟通珠江三角洲、江西、湖南等中部省份以及福建、浙江和长江三角洲地区 的公路网络。根据揭阳市公路网规划（20062030 年）及 2015 年前的建设计划，揭东 至惠来（潮汕机场至神泉港）高速公路规划里程 68km（其中惠来段 23km），双向六车道， 是揭阳潮汕机场和惠来县神泉港的重要疏港公路。惠来沿海县道 X106（庵泉线）规划为沿 海一级公路，连通惠来沿海各57、港口；规划揭东至惠来（潮汕机场至神泉港）高速公路和沿海 一级公路可达厂址附近。揭阳市境内有广梅汕铁路和厦深铁路。厦深铁路与全国铁路干线网联为一体，是我国东南沿海铁路的重要组成部分，是连接上海、浙江、福建、XX及港澳地区的快捷铁路通 道，全长 502km，级铁路标准，双线，设计时速 200km/h，基础预留 250km/h。厦深铁路 在揭阳境内设有普宁、葵潭两个车站。从惠来乘火车到深圳和厦门分别只需 60 和 90 分钟。 按照揭阳市规划，自厦深铁路葵潭站至揭阳大南海石化工业园建设一条专用铁路线，规划 的专用铁路线长 22km。惠来县沿海港口主要有神泉、靖海、资深港，大部分岸线比较平顺，深水岸线58、较长。 靖海港至神泉港之间已建粤电惠来电厂码头。揭阳市已向国家口岸办申报将神泉港区列入 国家一类对外开放口岸，神泉港可直通我国沿海各地和世界各港，神泉港规划区距主航道 约 6 海里，至汕头 40 海里、厦门 137 海里、广州 237 海里、香港 119 海里、高雄 220 海里。在XX省航运规划设计院 2005 年编制的揭阳市港口总体规划中，揭阳大南海石化工业园规划区域范围的海岸线基本是油气化工岸线和码头预留岸线，30 万吨原油码头选址区域 规划为码头预留岸线。根据XX省航运规划设计院编制的揭阳港总体规划，揭阳大南海 石化工业园区域属揭阳港南海作业区，该作业区功能定位是以油品、石化产品等能源59、类货 物装卸、中转为主的专业化作业区，岸线规划为码头岸线，惠来县靖海港至神泉港之间的 海岸线，包括石碑山灯塔区域、大南海（神泉）区域、前詹区域、资深作业区等。1.5 产业政策与企业投资战略1.5.1 产业政策分析 本项目充分利用原油中高芳潜的资源优势，落实“宜油则油、宜芳则芳、宜烯则烯”的原则，合理优化炼油装置规模和产品结构，优化芳烃、乙烯原料构成，优化化工产品结 构，最大限度减少柴油，降低柴汽比，多产芳烃和化工产品，坚持“大规模、短流程、产 精品；绿色低碳，智能工厂”原则，符合国家石化产业规划“一体化、大型化、园区化、 高端化、清洁化”的要求。项目建成投产后极大地推动XX及周边地区产业结构的60、调整升级，带动相关产业发 展，提升工业经济整体实力；将极大地缓解区域经济发展的能源和化工原材料长期短缺的 局面；增加地方财政收入，拉动社会配套服务业发展；扩大就业渠道，加快建设地城市化 进程，符合我国产业政策的要求。(1) 符合产业结构调整指导目录（2011 年本）（2013 年修正）2011 年 3 月国家发展和改革委员会发布了产业结构调整指导目录（2011 年本），并在 2013 年 2 月对其修正。限制新建 1000 万吨/年以下常减压、150 万吨/年以下催化裂 化、100 万吨/年以下连续重整（含芳烃抽提）、150 万吨/年以下加氢裂化生产装置、新建 80 万吨/年以下石脑油裂解制乙61、烯、7 万吨/年以下聚丙烯、20 万吨/年以下聚乙烯、20 万吨年以下苯乙烯。本项目炼油、乙烯、聚丙烯、聚乙烯、苯乙烯等装置规模都大于最低限制规模，符合 国家产业政策。(2) 符合外商投资产业指导目录（2017 年修订）国家发展与改革委员会 2017 年 6 月 28 日发布了外商投资产业指导目录(2017 年修 订)，本项目建设内容不在限制和禁止的外商投资目录中，符合国家外商投资产业政策。(3) 本项目符合揭阳市产业政策 揭阳市地处粤东中心位置，经济发展相对滞后，揭阳市要在现有五金机械、纺织服装、化工塑料、食品医药、电子信息五大支柱产业的基础上，利用沿海沿江临港资源优 势，大力发展电力能源、62、石油化工、装备制造等重化产业，着力打造重化产业基地。本项目位于XX揭阳大南海石化工业园区内，建设 2000 万吨/年炼油、260 万吨/年芳 烃和 120 万吨/年乙烯加工能力，将形成以石油炼制为龙头，炼化一体化的世界级石化基 地。以这个大型石化基地为核心，带动下游众多的产业链，生产出与人们生活息息相关的 各种合成塑料、橡胶、纤维等产品，从而极大地推动XX的经济发展。XX揭阳大南海石化工业园区作为XX省和揭阳市的重点发展区域，是揭阳市工业经 济的主战场。本项目建成后将大大增加揭阳工业经济总量和当地税收。(4) 本项目符合有效利用资源，注重节能节水的产业政策，部分指标达到国际先进水 平为实现可持63、续发展，我国“十三五”规划中制定了节能减排的目标，对清洁生产、产 品质量以及控制污染排放的要求日趋严格。本项目具有规模经济、技术先进和环保领先的特点，从原料处理、加工到产品精制， 均采用先进的工艺技术，增强了对资源和市场需求变化的适应性，工艺装置和系统工程均 采用集成化的节能技术，有效降低能耗。1.5.2 区域规划分析(1) 符合XX省“十三五”规划纲要XX省“十三五”规划纲要提出“石化工业。重点发展高标准清洁油品、高性能 合成材料、专用化学品等产业，到 2020 年预计产业产值达 3 万亿元”、“突出发展石化中 下游产业，建设惠州、茂名、揭阳、湛江四大石化基地”、“揭阳市。建设XX新型工业 64、化城市、重要石化能源基础、粤东经济强市、区域枢纽型城市、粤东航空物流基地”。因此，本项目符合XX省“十三五”规划纲要。(2) 符合XX省人民政府办公厅转发国务院办公厅关于石化产业调结构促转型增效 益指导意见的通知2016 年 8 月 3 日，XX省人民政府办公厅转发国务院办公厅关于石化产业调结构促 转型增效益指导意见的通知提出：“加快推进中科合资XX炼化一体化项目、中委合资广东石化项目、中海油惠州炼油二期扩建和中海壳牌乙烯扩建项目等大型炼化龙头项目建 设，增强烯烃、芳烃等基础产品保障能力。”本项目符合XX省人民政府办公厅转发国务院办公厅关于石化产业调结构促转型增 效益指导意见的通知的要求。(365、) 符合揭阳市“十三五”规划纲要揭阳市“十三五”规划纲要提出，“揭阳大南海石化工业区。石油化工、精细化 工、新型材料、生物医药、沥青和橡塑产品加工等石化链条”、“大南海石化工业区。世 界级石化生态示范新城，着力发展全石化能源产业链”、“全面加快大南海石化工业区基 础设施建设，大力推进中委炼油项目及一批中下游石化项目建设，加大产业招商力度，大 力发展化工原料、合成材料、精细化工等石化中下游产业，培育延伸现代石化产业链，打 造世界级石化基地”。可见本项目符合揭阳市“十三五”规划纲要。(4) 符合揭阳市城市总体规划（20102030 年）揭阳市城市总体规划（20102030 年）基于潮汕都市区空间格66、局发展趋势，结合揭 阳市城镇空间发展现状，结合机场、高铁等区域性交通设施以及沿海大型能源、石化项目 的建设，提出“一主、三副、三区、四轴”的网络状城镇空间结构。其中“三区”指市域 内按照不同自然条件划分三个不同的经济分区，即揭普城市经济区、西部生态经济区和南 部临海经济区。南部临海经济区是整合沿海优势资源条件（土地、政策、交通等），形成完善的产业发展的空间支撑体系，建设成为立足粤东，依托珠三角，面向全国和东南亚，以 石化、能源、装备制造为主体的现代临海产业集聚区。本项目的建设符合揭阳市城市总体规划（20102030 年）。(5) 符合惠来县城市总体规划（20102030 年）惠来县城市总体规划67、（20102030 年）将揭阳大南海石化工业区整体纳入惠来县中 心城区规划范围，从惠来县统筹城乡空间布局，为大南海石化项目提供空间载体。其中揭 阳大南海石化工业区位于中心城区范围内，涉及溪西镇、隆江镇、神泉镇、东陇镇和岐石 镇部分用地，面积约 73.3 平方公里。规划提出了将惠来“打造产业名城、构建服务名城、 建设宜居名城，共同塑造滨海名城”的总体发展目标，其中打造产业名城，主要是依托深 水岸线资源优势，发挥XX石化炼油项目和中海油 LNG 及中电投项目等大型产业的集聚、 带动作用，完善产业发展配套体系，延展石化与临港装备制造产业链，打造国际性石化能 产业基地和临港装备制造业基地。本项目的建设68、符合惠来县城市总体规划（20102030 年）。(6) 符合揭阳大南海石化工业区总体规划揭阳大南海石化工业区总体规划确定的发展目标为：将大南海石化工业区打造成 惠来的重要组成部分和粤东地区的经济新增长极、重化工业和物流基地、主要工业和物流 港区，产业、港口及配套服务三位一体协调可持续发展的临港生态工业园，国家级石化产 业基地。本项目的建设符合揭阳大南海石化工业区总体规划。1.5.3 行业规划与企业战略分析1.5.3.1 行业规划(1) 符合石化和化学工业发展规划（20162020 年）石化和化学工业发展规划（20162020 年）结构调整目标提出：“形成一批具有国 际竞争力的大型企业集团、世界69、级化工园区和以石化化工为主导产业的新型工业化产业示 范基地，行业发展质量和竞争能力明显增强。”、“增强烯烃、芳烃等基础产品保障能 力，提高炼化一体化水平。”。本项目 2000 万吨级/年炼油和 120 万吨级/年乙烯属世界级规模炼化一体化项目，有利 于调整优化我国炼油工业布局，乙烯下游有机化工原料和聚合物为世界级规模，采用世界 一流水平的生产技术，有利于提高我国石化工业整体竞争盈利能力。因此，本项目符合石化和化学工业发展规划（20162020 年）的指导思想。(2) 符合工业绿色发展规划（20162020 年）工业绿色发展规划（20162020 年）发展目标提出，“工业绿色发展推进机制基本 形70、成，绿色制造产业成为经济增长新引擎和国际竞争新优势，工业绿色发展整体水平显著 提升。”，要求炼油综合能耗降到 63 千克标准油/吨，乙烯综合能耗降到 790 千克标准煤/ 吨。本项目采用世界先进的工艺技术，加工高硫劣质重油，炼油综合能耗为 62.86 千克标准油/吨，乙烯综合能耗为 762.86 千克标准煤/吨。 因此，本项目符合工业绿色发展规划（20162020 年）的要求。 (3) 符合炼油工业中长期发展专项规划为促进炼油工业有序健康发展，2006 年 3 月，国家发改委发布了我国炼油工业中长期发展专项规划(以下简称炼油规划)。炼油规划的发展方针：“开源节流、提高效率。在充分利用好国内原油71、的基础 上，积极采取“走出去”、“引进来”，多来源、多渠道等方式开发利用国外原油资源， 力求原油稳定供应；” 调整结构、规模发展。坚持走炼油化工一体化道路，实现规模经济 发展，提高资源综合利用率。优化配置、提高质量。加快油品质量与国际标准接轨步伐，调整装置结构，实现清洁燃料生产，增加优质产品供给，改善大气环境质量。”本项目加工进口的原油，采用世界一流工艺技术，产品结构和质量均满足目标市场的 定位和需求，整体达到世界先进水平。因此，本项目符合炼油工业中长期发展专项规划指导思想和产业政策。(4) 符合乙烯工业中长期发展专项规划为促进乙烯工业有序健康发展，2006 年 3 月，国家发改委发布了我国乙72、烯工业中长 期发展专项规划(以下简称乙烯规划)。乙烯规划指导思想为：“坚持科学发展观，以提高乙烯工业整体市场竞争力和尽 可能满足经济社会发展需求为目标，采取“基地化、大型化、一体化、园区化”的发展模 式，加快乙烯工业结构调整和产业升级，努力实现资源、规模、效益和环境的可持续发展 “。乙烯规划提出：“深化改革，扩大开放，促进多种所有制产业格局的建立，继续支 持外资企业参与乙烯工业的发展”；“鼓励国内企业“走出去”，多渠道、多品种进口资源，弥补乙烯生产原料不足。加强油气田伴生轻油，凝析油等资源综合利用”。本项目的乙烯来自进口原油，采用世界先进工艺生产技术，满足当地市场需求、增加 企业效益的同时，对73、环境更友好，项目的综合竞争能力较强；本项目生产的大量基础石化 原料，促使当地企业延伸产业链，从而形成高度集中、主线突出的大规模石化产业基地， 促进了当地经济的发展和劳动力就业。因此，本项目符合乙烯工业中长期发展专项规划的指导思想和产业政策。(5) 符合XX石油企业发展战略 作为XX和世界销售收入最大的石油公司之一，XX石油将通过实施资源、市场和国际化三大战略，着力加快转变增长方式，着力提高自主创新能力，着力建立安全环保节能长效机制，着力建设和谐企业，建成具有较强竞争力的国际能源公司。中石油现有的炼油企业主要集中在北方，东北和西北地区炼油加工能力占总加工能力 90%以上，形成成品油 50%以上需74、下海入关和调入西南和中南地区的局面，除每年超过百 亿元运费外，同时也给海运和铁路运输系统带来巨大压力。本项目为中石油和XX国家石油公司的合资项目，可以充分发挥揭阳海岸优势， 加工进口原油，利用油品、石化产品周边市场优势，建设世界级规模具有经济优势的炼化 一体化装置，符合XX石油市场发展战略、资源进口来源多元化和国际化战略。2017 年国家石化产业布局调整已将本项目列为储备项目，目前XX石油正积极协调 国家发改委，争取将本项目纳入七大石化基地惠州石化基地的拓展区。1.5.3.2 项目投资本项目总投资为 8108557 万元（含增值税 773734 万元），其中建设投资 7125594 万元（含增75、值税 773734 万元），建设期利息 190853 万元，流动资金 792110 万元。项目报批投资为 6542713 万元，其中建设期利息为 190853 万元。 建设投资在建设期内的投入比例分别为 20%，20%，25%，35%。流动资金在生产期内按生产计划逐年投入。考虑委方政治、经济形势以及委方拖延成立合资公司的态度，为加快推进项目建设， 已按中方自行建设安排投资，在项目基础设计完成、国家核准具备最终投资决策条件时， 如合资公司仍未成立，则按中方自行建设上报董事会审议最终投资决策，以规避委方退出 合资的风险。XX石化炼化一体化项目可行性研究报告2 市场分析与价格预测本章内容根据XX石油76、规划总院编制的XX石化公司炼化一体化项目可行性研究报告（第 二卷）原料和产品市场研究概括整理，详细内容和数据请见第二卷市场研究报告。2.1 产品市场供需分析2.1.1 成品油2016 年，国内宏观经济增速放缓，汽柴油消费量增速降低，汽柴油表观消费量为 28229 万 吨，同比下降 2%，主要原因是柴油消费降低所致；同时汽柴油出口创下新高，净出口量达到了 2339 万吨。2016 年XX航煤消费量 2853 万吨，同比增长 11%；2010 年到 2016 年的年均增速为 10.3%。 国内航空煤油产能可以满足国内航空煤油需求，由于保税油计入进出口，近年来国内航空煤油市 场一直表现大进大出。综合77、分析并剔除各种替代产品的情况下，预测到 2020 年和 2025 年，XX汽油需求量分别为 16048 万吨和 19760 万吨，柴油需求量分别为 16136 万吨和 14740 万吨，消费柴汽比分别为 1.01和 0.75。2020 年和 2025 年XX航空煤油需求量分别在 4150 万吨和 5500 万吨左右。总体上未来 十年国内汽油和航空煤油需求将持续增长，而柴油需求将逐渐降低。若未来生产柴汽油按目前的 1.38 计算，则 2020 年和 2025 年XX汽油供需平衡（产量需 求量）分别为1595 万吨和4320 万吨，2020 年和 2025 年XX柴油供需平衡（产量需求量）分 别为78、 6809 万吨和 6568 万吨；虽然当前新增产能均已在设计初期已经考虑到国内消费柴汽比的变 化趋势，现有产能亦在开展不同程度的产品结构调整的改造，但是，未来十年，XX汽柴油市场 中汽油产量不足，柴油大量过剩的局面将不会改变。预计 2020 年和 2025 年，XX航空煤油产量分别为 5050 万吨和 6140 万吨，总体来看，国内航空煤油产能可以满足国内航空煤油需求，由于 保税油在统计过程中被计入进出口，因此，未来十年XX航空煤油市场将呈现有进有出的局面。29图 2.11 汽油和柴油消费需求预测 表2.11 2020 年和 2025 年国内汽柴油产量预测（万吨）年份2016 年2020 年79、2025 年合计305683439836748华北259830403040东北525861316131华东113411245813508华中168117651765华南412743335633西南55014081408西北5013526452642.1.2 乙烯2016 年，XX乙烯产能达到了 2269 万吨，仅次于美国位于第二位。2016 年，我国乙烯平均装置开工率达到了 96%，产量已经达到了 2170 万吨。同期，我国乙烯表观消费量达到了 2336万吨，当量消费量达到了 3940 万吨。按照当量消费量来看，我国乙烯自给率提高到了 55%。 近年来，受到国内汽车产销、包装小型化的强力拉动，80、极大的促进了乙烯消费结构中聚乙烯比例的提升，2016 年达到了 61%。乙二醇和环氧乙烷所占比例合计为 26%，其中乙二醇的占比为 20%，环氧乙烷的占比为 6%。苯乙烯的消费占比为 7%；聚氯乙烯的消费占比为 2%；其他领域 消费占比合计为 3%。预计 2020 年我国乙烯产能将达到 3029 万吨/年，当量消费需求为 4554 万吨，预计我国乙烯30产量为 2787 万吨，自给率将提升到 62%左右，总体进口需求将有所下降，预计为 1768 万吨。预计到2025 年，我国乙烯产能增速将有所放缓，预计总体进口需求将有所上升，达到 2096 万吨。 表2.12 XX乙烯供需平衡预测（万吨/年，81、万吨，%）项目20102015201620202025101515202025能力150121672269302933597.6%6.9%2.1%产量142119382170278731916.4%7.5%2.7%需求量298737703940455452874.8%3.9%3.0%产量需求量15671832177017682096开工率94.6%89.4%95.6%92.0%95.0%2.1.3 苯2016 年我国纯苯产能为 1442 万吨/年。我国纯苯生产主要集中在大型石油化工企业，主要来 自芳烃抽提、甲苯歧化、脱烷基、异构化等装置，占全国纯苯总产能的 80%。除石油苯外，国内 还存在较大82、的焦化苯能力，并且随着大型粗苯加氢禁止装置工业化，采用焦化苯精制纯苯的能力 有所放大，约占国内总产能的 20%。2016 年我国纯苯消费量为 1214.6 万吨，同比增长 7.2%，增速相对 2015 年有所放缓。我国纯苯主要用于生产苯乙烯、苯酚、己内酰胺、硝基苯、顺酐、氯苯及尼龙 66 盐等。我国纯苯产能随着国内炼化装置的建设还将不断增长，随着国内对二甲苯产能增长，国内纯 苯产能明显加速，预计 2020 年将达到 1909 万吨/年，2025 年将达到 2437 万吨/年。国内消费需求也将随着相关装置增加、下游消费领域不断发展而增长，预计 2020 年消费量将达到 1580 万吨，2025 83、年将达到 1870 万吨，届时将基本达成国内供需平衡。 表2.13 XX纯苯供需状况及预测（万吨/年，万吨）年份2016 年2020 年2025 年产能1442.019092437产量1065.014301820开工率74%75%75%消费量1214.6158018702.1.4 对二甲苯近年来，XX对二甲苯产能以年均 11.0%的速度增长；消费增速低于产能增速，以年均 7.6%的增速增长。2016 年，XX对二甲苯产能达到了 1209 万吨/年，消费量达到了 2194 万吨。 国内绝大多数对二甲苯用于生产 PTA，极少量用于其它化学物质合成。37预计未来国内还将新增较多 PTA 产能，由于新84、建装置具有“后发优势”，符合较高，对 PX 的需求量将持续增长，预计 2020 年国内 PX 消费量将达到 2723 万吨，预计届时当量需求量将达 2500 万吨左右，当量需求与供应的缺口将保持在 500 万吨左右，表观缺口 700 万吨左右。预计未来国内确切可以投产的 PX 装置主要集中在XX石化、中海油及民营炼化企业，其中 民营企业规划在建规模巨大，包括中金石化二期、浙江舟山岛的炼化项目、大连恒力石化的炼化 项目等；另外云天化、中化泉州炼厂配套装置等也在规划中，但上述项目仍存在较大不确定性。 预计到 2020 年国内 PX 产能将达 2439 万吨/年。预计到 2025 年，国内 PX 新85、增能力仍将达 700 万 吨/年左右，届时总能力将超过 3100 万吨/年。未来 PX 表观需求仍存在一定缺口，但当量需求量 满足率达 85%左右。表2.14 XX对二甲苯供需预测（万吨/年，万吨，%）项目2016 年2020 年2025 年生产能力120924393105平均开工率79.1%80.6%81.0%产量95619652516表观消费量219427233164当量消费量190425002970供需平衡9485354542.1.5 丁二烯2016 年，XX丁二烯总产能为 372.3 万吨/年，和上一年持平。2016 年XX丁二烯总产量为258 万吨，较上一年增加 14 万吨，增幅 586、.7%。装置平均开工率为 69.1%，较上一年提高 3.7 个百 分点。2016 年国内丁二烯消费继续保持较快增长，表观消费量达到 287 万吨，较上一年增长 16.5 万吨。自给率达到 89.9%。国内丁二烯的下游用途主要是生产合成橡胶和合成树脂。丁二烯橡胶 是XX丁二烯的第一大消费品，2016 年的产量为 88.4 万吨，占国内丁二烯消费总量的 30.8%。丁 苯橡胶是XX丁二烯的第二大消费品，2016 年的产量为 66.0 万吨，占国内丁二烯消费总量的 23.0%。SBS 热塑性弹性体消耗丁二烯 62 万吨，占比为 21.6%。ABS 树脂消耗丁二烯 47.4 万吨， 占丁二烯消费总量的87、 16.5%。由于传统上丁二烯主要来源于石脑油裂解乙烯时候的副产品，所以丁二烯的供应增长必须依 托乙烯装置联产碳四。未来 10 年，XX仍有一批石脑油裂解制乙烯新建及改扩建项目陆续投 放，其中部分配套丁二烯装置，还有一些企业计划采用丁烯氧化脱氢工艺建设丁二烯装置，因此 XX丁二烯产能仍将逐步增加。XX丁二烯装置主要集中在XX石化和XX石油两大集团，而这 些企业一般都建有配套的合成橡胶和合成树脂装置，因此对市场价格的掌控能力强。预计到 2020 年，XX丁二烯产能将达到 441 万吨/年，装置平均开工率为 77%左右；到 2025 年，XX丁 二烯产能将达到 465 万吨/年，装置平均开工率为 88、81%。随着国内汽车产业的稳定发展和汽车保有量的不断增加，国内轮胎需求仍将有大量增长空 间，构成对合成橡胶及其主要原料丁二烯的巨大需求。此外，ABS 树脂和丁二烯其他一些新用途 的消费量也将稳步发展，由此将推动丁二烯消费量仍将持续增大。因此国内丁二烯供需将继续保 持稳定增长。预计到 2020 年，国内丁二烯产量将达到 340 万吨，表观需求量达到 352 万吨。2020 年以后，由于XX汽车市场逐步饱和，汽车产业的增长速度将会放缓。受此影响，丁二烯产能和 消费的增长率将会有一定下调。到 2025 年，国内丁二烯产量约为 378 万吨，表观需求量达到 385 万吨。表2.15 2016 年20289、5 年国内丁二烯供需及预测（万吨/年，万吨，%）项目2016 年2020 年2025 年1620 年均增长2025 年均增长产能373.24414674.3%1.2%产量2583403787.1%2.1%开工率69.1%77.1%80.9%2.8%1.0%表观消费量2873523855.2%1.8%2.1.6 苯乙烯2016 年XX苯乙烯产能增长明显放缓，需求逐步恢复。到 2016 年底，XX苯乙烯产能达到822 万吨/年。2016 年XX苯乙烯表观消费量 922 万吨，其下游主要用于生产 PS、ABS/SAN、不饱和聚酯树 脂（UPR）、SBR、SBS 等。PS 是苯乙烯最大的下游衍生物，290、016 年消耗苯乙烯 429 万吨，占苯乙 烯总消费量的 46.5%。ABS/SAN 是苯乙烯第二大下游衍生物，2016 年共消耗苯乙烯 172 万吨，占 苯乙烯消费结构的 18.7%。随着XX建材、家电和汽车工业的快速发展，对 PS、ABS 树脂以及苯 乙烯系列橡胶 SBR、SBS 等需求将继续保持较快增长。由于目前XX苯乙烯的产能和产量仍不能满足实际生产的需求，因此在 20l7 年2020 年期 间，XX仍将新建或者扩建多套生产装置。预计到 2020 年，XX苯乙烯的总生产能力将达到 970 万吨，其中以炼厂干气或裂解汽油为原料的苯乙烯生产能力将得到较快发展。随着国民经济持续增长和人民生活91、水平的不断提高，今后汽车工业、涂料工业、家用电器等 产业将稳步发展，XX不饱和聚酯树脂的产量将会继续增长，苯乙烯的需求量也将增加。预计到 2020 年，XX苯乙烯的总需求量将达到 1100 万吨，而届时的生产能力约为 970 万吨，供应仍将 有较大缺口，XX苯乙烯仍具有较好的发展前景。表2.16 XX苯乙烯供需预测项目2016 年2020 年2025 年生产能力（万吨/年）8229701170产量（万吨）572725960表观需求量（万吨）92211001320表观供需平衡（万吨）3503753602.1.7 聚乙烯截止到 2016 年底，XX聚乙烯产能达到了 1675 万吨/年，同比增长 592、.1%，产量达到了 1436 万吨。2016 年聚乙烯需求量约为 2400 万吨，较上年增加约 55 万吨，增幅下降至 2.4%左右。中 国聚乙烯消费构成中，HDPE 消费量为 1107 万吨，LLDPE 为 890 万吨，LDPE 为 403 万吨。2017 年2020 年，XX煤制烯烃新建项目较多。由于油价处于低位，国内大型炼化一体化项目、轻烃利用等项目开始出台，部分此类项目计划在 2020 年建成。预计 2020 年XX聚乙烯产能将达到 2184 万吨/年。未来随着世界经济的恢复和XX经济进入结构转型升级稳步发展、中长期保持中低速增长，XX对聚乙烯的需求将保持稳定增长，增速会有所回落。预93、计 2020 年，中国聚乙烯需求量约为 2922 万吨。随着国内装置开工率的提升，预计国内产量将大幅增长，预计2020 年供应缺口有望缩小到 870 万吨，自给率约为 70%。2020 年2025 年，XX经济增长继续保持中低速发展，产业结构调整逐步完成，内需将被 进一步激发。聚乙烯仍将是支持和支撑国民经济发展、改善人民生活的主要原材料之一，其需求 稳步低速增长，增速会有所回落。2020 年后XX聚乙烯供应增长步伐有所放缓，但新增产能仍 然较多，预计 2025 年供需缺口在 894 万吨。表2.17 XX聚乙烯供需平衡预测（万吨/年，万吨）项目2010 年2015 年2016 年2020 年294、025 年101515202025产能104015931675218425458.8%6.6%3.1%产量100513851436205224936.6%8.2%4.0%开工率97%87%86%94%98%PE 总消费量172523452400292233876.3%4.5%3.0%HDPE 消费量7971057110713411555LLDPE 消费量63084889011021277供需缺口7209609648708942.1.8 聚丙烯2016 年，XX聚丙烯产能 2393 万吨/年，产量达到了 1850 万吨，表观消费量达到了 2128 万 吨，自给率从 2010 年的 72%提高到了95、 87%。未来XX将是世界新建聚丙烯项目最多的国家，新增产能主要来自东部的丙烷脱氢、甲醇制 烯烃、炼化一体化项目，以及西部地区的煤制烯烃项目。预计到 2017 年2020 年XX聚丙烯还 将投产 663 万吨/年，2020 年产能达到 3056 万吨/年左右，2020 年后建设速度将显著放缓，预计 2025 年产能达到 3176 万吨/年。目前，XX经济处于产业结构调整期，经济增速稳中下滑，下游行业发展放缓，影响石化产 品的需求增长；聚丙烯价格长期处于低位，原生料对回收料的替代作用减弱，国家也在进一步控制进口垃圾塑料；从另一方面看，聚丙烯制品有很多是消耗品，同时包装行业的发展和包装方式 的改变96、及电子商务的发展等仍将促进聚丙烯需求增长，未来XX聚丙烯需求仍有增长空间，但增 速将有所放缓。预计到 2020 年XX聚丙烯需求将增长到 2597 万吨，2025 年将达到 3010 万吨。表2.18 XX聚丙烯供需平衡预测（万吨/年，万吨）项目2010 年2015 年2016 年2020 年2025 年15202025生产能力115220992393305631767.8%0.8%开工率87%80%77%81%89%产量99816861850247128225.3%3.0%表观需求量137220092128259730105.1%3.0%2.1.9 ABS2016 年，XX ABS 生产企业97、总计 11 家，总产能在 371.8 万吨，其中 LG 甬兴和镇江奇美年 产能均为 80 万吨，位居行业第一。当年国内 ABS 总产量 316.4 万吨，行业平均开工率为 85%。2016 年XX ABS 表观消费量 482 万吨， ABS 树脂消费主要集中在家用电器和小家电领域。 受国内家用电器普及率已经很高和前两年优惠政策的提前消费，目前XX大家电产业发展放缓， 空调、彩电、冰箱、冷柜、洗衣机等产品的外壳、控制面板及装饰件主要采用 ABS 制造，其消费 增量出现回落，所占比例有所下降。而小家电的发展则较快，所占比例有所提升。ABS 树脂用于 汽车、摩托车的仪表板、车轮罩、散热器隔栅、空调器98、等部件，近年汽车产量稳步增加，同时汽 车保有量较大，这些车的零部件更换也推进 ABS 消费的增长。2016 年XX进口 ABS 树脂累计进口量 168.55 万吨，进口依存度达 34.96%。XX ABS 主要进 口省份是XX，进口量接近 100 万吨，进口量占总进口的比例高达 58.8%。未来，XX ABS 产能及需求量仍将保持一定速度的增长，预计 2020 年XX ABS 生产能力及 需求量将分别达到 496 万吨/年和 500 万吨左右。预计 2025 年XX ABS 生产能力及需求量将分别 达到 496 万吨/年和 550 万吨左右。2010 年2025 年XX ABS 树脂供需预测见99、下表。表2.19 2010 年2025 年XX ABS 树脂供需预测（万吨/年，万吨）项目现状及预测年均增长率2010 年2016 年2020 年2025 年1016 年1620 年2025 年生产能力266371.84964967.0%5.8%0%产量180316.43504009.6%3.8%3.4%开工率67.485.070.680.7需求391482.15005502.6%1.7%2.4%2.2 目标市场分析2.2.1 成品油销售流向和物流方式预计到 2025 年，本项目汽油将在XX当地销售，主要是珠三角和粤西地区，其次是潮汕地 区，再者是粤东北地区；柴油以出口为主；航空煤油销售纳入专100、项产品销售。表2.21成品油销售流向和物流方式（万吨）产品目标市场运输方式配置量备注汽油潮汕地区汽车48地付潮汕地区水路10转运渔湖库分销粤东北地区铁路18韶关地区铁路30珠三角及粤西地区水路311海运中转进库合计417柴油潮汕地区汽车31地付粤东北地区铁路32珠三角及粤西地区水路77海运中转进库出口水路182合计322煤油华南地区水路264专项油种2.2.2 化工产品销售流向本项目主要化工产品 66.0%销往华南当地，30.8%销往华东沿海，2.5%销往西南和华中地区，0.7%考虑出口到东南亚地区。表2.22本项目化工产品销售流向建议（万吨，%）项目内销出口华南华东西南华中东南 亚销量合计X101、X广西海南福建江苏浙江上海山东聚丙烯60.048.01.20.63.01.23.01.20.00.00.01.8销量占 比100%80%2%1%5%2%5%2%0%0%0%3%HDPE59.153.10.60.04.10.00.00.00.00.00.01.2销量占 比100%90%1%0%7%0%0%0%0%0%0%2%LLDPE42.037.80.40.02.90.00.00.00.00.00.00.8销量占 比100%90%1%0%7%0%0%0%0%0%0%2%项目内销出口华南华东西南华中东南 亚硫磺61.412.324.70.00.09.30.00.00.09.36.20.0销量占 102、比100%20%40%0%0%15%0%0%0%15%10%0%丁二烯3.10.00.00.00.01.51.60.00.00.00.00.0销量占 比100%0%0%0%0%50%50%0%0%0%0%0%苯乙烯43.617.40.00.04.417.44.40.00.00.00.00.0销量占 比100%40%0%0%10%40%10%0%0%0%0%0%PX264.5158.70.026.50.052.926.50.00.00.00.00.0销量占 比100%60%0%10%0%20%10%0%0%0%0%0%苯29.73.00.00.00.010.410.45.90.00.00.00.103、0销量占 比100%10%0%0%0%35%35%20%0%0%0%0%ABS60480030900000销量占 比100%80%0%0%5%0%15%0%0%0%0%0%总销量614.5352.627.226.81911153.26.309.36.24.3销售分 布100%57.4%4.4%4.4%3.1%18.1%8.7%1.0%0.0%1.5%1.0%0.7%XX石化炼化一体化项目可行性研究报告2.3 产品价格近十年本项目主要产品国内市场价格如下： 表2.31 主要产品价格表产品单位2007 年2008 年2009 年2010 年2011 年2012 年2013 年2014 年2015 104、年2016 年备注95#无铅汽油美元/桶82.8103.370.488.5119.8123.4119.0110.969.156.3新加坡市场价格轻柴油美元/桶87.2123.470.490.3126.3128.1123.3112.764.452.2新加坡市场价格煤油美元/桶86.8122.170.190.2125.8126.8122.9112.564.652.9新加坡市场价格纯苯元/吨9425843151007117794388169488851251185303国内均价PX元/吨10500942085148354118641134611198932163966309国内均价苯乙烯元/吨125105、9710913769695571085910977125611078484418430国内均价丁二烯元/吨1201517690882215473206511975811119935969129313国内均价HDPE（中空）元/吨128881357110216101751130011168114081175598289549国内均价HDPE（拉丝）元/吨1277513174105201121411649114261183912073100799968国内均价HDPE（薄膜）元/吨124691300910204101911135811185116541210499459362国内均价HDPE（注塑106、）元/吨124141313310256102961129811463117631137599469281国内均价LLDPE（膜级）元/吨126381283610132107881067110510113271131994089302国内均价PP（拉丝）元/吨12006118039389110991217211155112451110982227676国内均价PP（共聚）元/吨12166120359637116731363412313116991179090388676国内均价ABS元/吨16325158131210816238174791542314922141151087811461国内均价107、382.4 市场研究结论1）世界石油供应充足，而且呈现劣质化趋势，本项目以劣质原油为目标，资源供应有 保障，且原油价格相对处于低位。2）世界炼油产品消费量增速将放缓，新增炼油能力总体增速放缓，新增产能主要集中 在亚洲、中东和北美，新建产能规模较大，将使得炼厂平均规模增加、数量减少，落后炼 油能力有被淘汰的风险。本项目规模达 2000 万吨/年，将成为先进炼化企业之一。3）世界燃料标准更加严格，各国油品升级步伐加快，本项目将以生产高效清洁油品为 目标，符合世界燃料要求的发展趋势。4）本项目成品油中，汽油和煤油将以满足国内市场为主，而柴油则需要面临出口，出 口目标市场为东南亚和澳大利亚等周边国家和108、地区。5）本项目化工产品整体具备规模大、成本低的优势，市场竞争力较强，符合以珠三角 经济区为核心的华南地区的消费要求，能够立足于华南当地市场，同时考虑到市场消费结 构和市场竞争分流等因素，部分产品将销往其他地区。6）华南地区成品油和石化产品市场规模大，目前当地供应难以满足消费需求，本项目 生产的各类产品将有效弥补当地供应不足，本项目具有充分的市场空间和条件。7）未来国内外炼化产能都将有所增长，尤其是沿海数个以生产乙烯和芳烃为主线的炼 化一体化项目将给国内化工产品市场供需平衡带来较大的影响。这些项目部分已经建成， 部分正在建设中，会先于本项目投产，未来产品市场竞争还将进一步加剧，将给本项目带 来109、一定的市场风险。493 原料、辅助材料及燃料供应3.1 原料供应3.1.1 原料构成和规格本项目总的炼油规模为 2000 万吨级/年，芳烃规模 260 万吨/年，化工乙烯裂解生产规模 120 万吨/年。本项目从总工艺流程到主要工艺装置的设计都考虑了加工劣质重油的要求，定位明 确，同时兼顾了原油适应性，委油的比例范围为 70%35%。投产后可以根据实际情况采购 合适的原油品种。原油调整的比选研究工作，与总加工流程的优化调整研究同步开展，历时 3 年，共研究比选了近 30 种原油（不局限于海外份额油），对各种原油的性质、产量、价格以及掺炼 比例进行了全面的比选。最终推荐设计原油调整为：1000 万110、吨/年 Merey16 原油+800 万吨/年巴士拉重油+200 万 吨/年伊朗重油，即 50%委油+50%中东混合原油。本项目所需的主要原料见表 3.11。 表3.11 主要原料的规格和数量表序号原料名称数量单位一般性质备注1Merey16 原油1000104t/a高硫重质原油2巴士拉重油800104t/a高硫重质原油3伊朗重油200104t/a高硫中质原油4苯22.34104t/a5甲醇11.69104t/aGB33892 优等 品6煤35.83104t/a7己烯11.34104t/a8己烷0.2104t/a9异戊烷0.07104t/a合计2071.47104t/a本项目加工混合重质原油 111、2000 万吨/年，原油构成为 1000 万吨/年XX Merey16 原油+800 万吨/年巴士拉重油+200 万吨/年伊朗重油。混合原油 API 为 20.17，硫含量为 3.08w%，酸值为 0.73mgKOH/g。表3.12 原油一般性质项目Merey16 原油伊朗重油巴士拉重油比重 API1628.4823.3d15.615.60.960.880.91总硫%w2.491.624.19总氮 ppm459014001537倾点122424酸值mgKOH/g1.2440.180.23残碳，%w11.56.4110钒ppm2958294.1镍ppm701923.9原油基属高硫环烷基高硫中间基112、高硫中间基各馏分段收率，wt%轻烃0.551.501.61石脑油4.9116.6714.00煤油4.337.746.10轻柴油6.466.707.60重柴油8.017.817.10轻蜡油3.613.943.19中蜡油19.5218.0015.60重蜡油14.2512.0011.00渣油38.3625.6433.803.1.2 主要原料供应和可靠性分析(1) 原料来源 原油来自XX及XX石油在海外的份额油。 甲醇、苯和煤在国内外公开市场上进行采购。(2) 原料供应的可靠性491) 原油“十三五”、“十四五”期间，XX石油海外原油增产主要来源于伊拉克项目。根据 相关规划，2020 年伊拉克项目原油113、产量将达到 9173 万吨，2025 年达到 16849 万吨。随着 原油产量的增加，份额油也将保持增长，“十三五”期间，在布伦特油价 60 美元/桶的情况下，伊拉克项目每年的份额油数量将保持在 1000 万吨以上。若油价长期低于 60 美元/ 桶，份额油的数量将远高于计划量。到 2020 年XX石油XX项目重油产量也将保持在每年 1000 万吨以上；根据“十 三五”规划，XX石油在两伊、乍得等地重质份额油产量增长较快；XX、厄瓜多尔 重质油也将保持一定规模。本项目所需的劣质重油依托海外项目是有保证的。2) 甲醇 XX省内没有大型甲醇生产企业，主要以贸易商为主。XX是XX甲醇进口的主要省份，2114、016 年甲醇进口量为 118.2 万吨，占全国的 13.43%，其进口甲醇主要来自东南亚和中 东地区。此外，中海油海南分公司在海南省拥有两套共计 140 万吨/年的甲醇装置，可以作 为本项目甲醇来源的另一选择。本项目的甲醇在公开市场上采购是有保证的。3.2 辅助材料供应3.2.1 辅助材料及用量本项目工艺装置主要辅助材料、催化剂汇总见表 3.21。工艺装置的其他辅助材料、化 学品等参见第三卷各工艺装置部分。表3.21 工艺装置主要辅助材料汇总装置名称催化剂化学药剂名称计量单位一次装入量使用寿 命（年）1000 万吨/年常减 压蒸馏装置破乳剂吨300.001.00中和剂吨21.001.00消泡115、剂吨4.201.00磷酸三钠吨1.101.001000 万吨/年常减 压蒸馏装置破乳剂吨100.001.00中和剂吨21.001.00磷酸三钠吨1.131.00300 万吨/年延迟惰性瓷球吨9.451.00装置名称 焦化装置催化剂化学药剂名称计量单位一次装入量使用寿丝网吨42.001.00鲍尔环吨2.701.0030% 液态磺化钛菁钴吨0.031.0030%MDEA 溶液吨275.001.0025%NaOH吨272.001.00COS 水解剂吨70.701.00精制脱硫剂吨72.201.003A 分子筛吨23.001.00300 万吨/年延迟 焦化装置 II惰性瓷球吨9.451.00丝网吨42116、.001.00鲍尔环吨2.701.0030% 液态磺化钛菁钴吨0.031.0030%MDEA 溶液吨275.001.0025%NaOH吨272.001.00COS 水解剂吨70.701.00精制脱硫剂吨72.201.003A 分子筛吨23.001.00360 万吨/年催化 裂化装置催化剂吨2,160.001.00开工用平衡剂吨32.401.00絮凝剂吨0.201.00三联合复合助剂吨32.401.00阻垢剂吨25.201.00磷酸三钠吨6.701.00产品精制装置预制脱硫催化剂吨260.001.00预制脱硫醇催化剂吨130.001.00助催化剂吨150.001.00助脱硫剂吨100.001.0117、0碱液 30%吨12.701.00金属钝化剂吨9.201.00防焦剂吨92.001.00催化双脱液态聚酞氰钴催化剂吨0.091.00脱硫溶剂吨126.001.00碱液 30%吨20.001.00装置名称催化剂化学药剂名称计量单位一次装入量使用寿12 万吨/年 MTBE装置散装醚化催化剂反应器（干基）吨70.001.00散装醚化催化剂催化蒸 馏上塔（干基）吨26.403.00散装萃取水净化剂（干基）吨8.801.00惰性瓷球吨38.601.00120 万吨/年航煤 加氢改质装置催化剂 DN3531吨137.006.00脱硫吸附剂吨5.001.50瓷球6、13吨24.006.00硫化剂 DMDS吨118、20.00抗氧剂 T501吨4.001.00抗磨剂 T1501吨4.001.00330 万吨/年柴油 加氢改质装置精制催化剂吨265.006.00裂化催化剂吨255.006.00脱硅剂吨15.903.00保护剂吨13.603.00硫化剂吨50.003.00缓蚀剂吨9.201.00阻垢剂吨330.001.00脱硫剂吨90.001.00抗氧剂吨17.401.00磷酸盐吨6.001.00瓷球吨60.003.00330 万吨/年柴油 加氢改质装置 II精制催化剂吨265.006.00裂化催化剂吨255.006.00脱硅剂吨15.903.00保护剂吨13.603.00硫化剂吨50.003.00缓蚀剂吨9119、.201.00阻垢剂吨330.001.00脱硫剂吨90.001.00抗氧剂吨17.401.00磷酸盐吨6.001.00瓷球吨60.003.00装置名称催化剂化学药剂名称计量单位一次装入量使用寿370 加氢裂化装 置瓷球吨98.403.00保护剂吨117.003.00精制剂 KF868吨380.006.00裂化剂 DHC32LT吨520.006.00硫化剂 DMDS吨181.003.00抗氧剂吨17.401.00阻垢剂吨370.001.00缓蚀剂吨9.201.00磷酸三钠吨6.001.00420 万吨/年蜡油 加氢装置DN3551吨682.406.00各种保护剂吨94.003.00瓷球6吨54.120、003.00硫化剂吨80.007.00阻垢剂吨1.00磷酸三钠吨2.501.00260 万吨/年芳烃吸附剂吨2143214.3（年耗 量，t）解吸剂吨2463123.13歧化催化剂吨13917.38异构化催化剂吨10610.6脱烯烃催化剂吨15739.32惰性瓷球吨27354.5白土吨732732环丁砜吨133448消泡剂吨14单乙醇胺吨0.6300 万吨/年连续重整装置 1重整催化剂 R234吨100.571.00瓷球吨667.441.00氯化物四氯乙烯吨19.251.00硫化物 DMDS吨13.001.00重整氢气脱氯剂吨556.401.00重整汽油脱氯剂吨277.551.00活性白土 U121、OP F54吨257.001.00装置名称催化剂化学药剂名称计量单位一次装入量使用寿丙烷吨13.001.00磷酸三钠吨10.001.00300 万吨/年连续重整装置 2重整催化剂 R234吨100.571.00瓷球吨667.441.00氯化物四氯乙烯吨19.251.00硫化物 DMDS吨13.001.00重整氢气脱氯剂吨556.401.00重整汽油脱氯剂吨277.551.00活性白土 UOP F54吨257.001.00丙烷吨13.001.00磷酸三钠吨10.001.00270 万吨/年石脑 油加氢装置石脑油加氢催化剂吨47.604.00石脑油加氢催化剂保护剂吨4.004.00硫化剂吨40.0122、01.00缓蚀剂吨22.501.00脱氯剂吨136.001.00贫胺液吨46.001.00瓷球吨8.331.004 万吨/年制氢装 置加氢催化剂吨12.603.00氧化锌脱硫剂吨41.501.00脱氯剂吨4.071.00转化催化剂吨20.703.00中变催化剂吨56.303.00惰性瓷球吨28.001.00预硫化剂吨1.101.00磷酸三钠吨2.001.00吸附剂吨322.0015.00磷酸三钠吨2.001.00氢气回收装置吸附剂吨1,480.003.00氢气深度回收装 置吸附剂吨900.003.00装置名称催化剂化学药剂名称计量单位一次装入量使用寿150 万吨/年轻烃 回收装置脱硫剂吨150123、.001.00瓷球吨20.001.00氢氧化钠吨22.001.00液态聚酞氰钴催化剂吨0.01601.0030%MDEA 溶液吨180.001.00缓蚀剂吨2.001.0045 万吨/年烷基化 装置硫酸吨500.001.00加氢催化剂 LST02吨13.501.00保护剂 LST02吨3.631.00碱液吨30.001.004 万吨/年废酸装 置1 段催化剂 XCs120升2,6001.001 段催化剂 XLP220升2,6001.002 段催化剂 XLP110升5,0001.003 段催化剂 XLP110升5,0001.004 段催化剂 SCX2000升5,0001.0018 万吨/年硫磺回124、收装置 1钛基催化剂方39.005.00氧化铝催化剂方74.005.00加氢催化剂方44.005.00瓷球吨15.005.00高效复配剂 MDEA吨150.001.00磷酸三钠吨4.001.00消泡剂吨3.001.0018 万吨/年硫磺回收装置 2钛基催化剂方39.005.00氧化铝催化剂方74.005.00加氢催化剂方44.005.00瓷球吨15.005.00装置名称催化剂化学药剂名称计量单位一次装入量使用寿高效复配剂 MDEA吨150.001.00磷酸三钠吨4.001.00消泡剂吨3.001.0018 万吨/年硫磺回收装置 3钛基催化剂方39.005.00氧化铝催化剂方74.005.00加125、氢催化剂方44.005.00瓷球吨15.005.00高效复配剂 MDEA吨150.001.00磷酸三钠吨4.001.00消泡剂吨3.001.0018 万吨/年硫磺回收装置 4钛基催化剂方39.005.00氧化铝催化剂方74.005.00加氢催化剂方44.005.00瓷球吨15.005.00高效复配剂 MDEA吨150.001.00磷酸三钠吨4.001.00消泡剂吨3.001.006 万吨/年硫磺回收装置 5钛基催化剂方13.005.00氧化铝催化剂方25.005.00加氢催化剂方15.005.00瓷球吨4.605.00高效复配剂 MDEA吨1.00磷酸三钠吨1.501.00消泡剂吨2.001.126、00硫磺回收烟气脱 硫30%碱液吨200.001.00350 吨/小时酸性 水汽提装置 I氨气脱硫剂吨214.002.0030%碱液吨30.001.00350 吨/小时酸性 水汽提装置 II氨气脱硫剂吨214.002.0030%碱液吨30.001.001000 吨/小时溶剂 再生装置N甲基二乙醇胺复合型 MDEA吨500.0010.00阻泡剂0.501.001000 吨/小时溶剂N甲基二乙醇胺复合型吨500.0010.00装置名称催化剂化学药剂名称计量单位一次装入量使用寿再生装置MDEA阻泡剂吨0.501.00硫磺成型、包装和 仓库脱模剂硅胶乳液吨53.001.00干气分离装置吸附剂吨1,70127、0.001.00催化干气分离装 置脱氧催化剂吨5.003.00吸附剂吨435.0010.00精脱硫剂吨60.003.00170 万吨醚化装 置选择性加氢反应器保护剂 1吨2.103.00选择性加氢反应器保护剂 2吨3.203.00选择性加氢催化剂吨93.206.00KC116 醚化催化剂（醚化反 应器）吨289.502.00KC116 型规整催化剂（催化 蒸馏塔）吨225.003.00KC116 醚化催化剂（甲醇净 化器）吨16.200.50萃取水净化剂吨17.000.503 瓷球吨19.402.006 瓷球吨1.103.0013 瓷球吨4.603.00170 万吨/年醚化装置新增 120 万128、 吨/年重汽油加氢保护剂吨10.003.00加氢脱硫催化剂吨61.306.00加氢后处理催化剂吨22.306.00硫化剂 DMDS吨20.503.00缓蚀剂吨6.501.00瓷球吨26.403.0090 万吨/年焦化石 脑油加氢催化剂吨84.006.00保护剂吨6.003.00瓷球吨30.003.00硫化剂吨10.00缓蚀剂吨35.001.00阻垢剂吨90.001.00乙烯碱液（20%）万吨2.29硫酸万吨0.08装置名称催化剂化学药剂名称计量单位一次装入量使用寿碳二加氢催化剂m3105/5 年碳三加氢催化剂m325/5 年甲烷化催化剂m335/5 年裂解汽油加氢一段加氢催化剂m315二段加氢129、催化剂m316苯乙烯抽提单元加氢催化 剂m35丁二烯抽提阻聚剂m35MTBE/丁烯1醚化催化剂（预反应器、甲 醇净化器等）吨24.93醚化催化剂（催化蒸馏塔）m3424水净化剂吨2.03分子筛干燥剂吨3.32HDPE丁烯1吨4500氢气吨174催化剂 Z501吨16催化剂 Z509吨6助催化剂吨84己烷吨1870添加剂吨1237FDPE丁烯1吨/年14700己烯1吨/年13400氢气吨/年370异戊烷吨/年734聚合催化剂吨/年1491BMC 催化剂桶250助剂吨/年69聚合添加剂吨/年1518苯乙烯反应保护床催化剂千克90724烷基化催化剂千克3217512反烷基化催化剂千克266678乙烯130、处理吸附剂千克603404苯处理器吸附剂千克652602乙苯反应器和处理器床层立方米652050装置名称催化剂化学药剂名称计量单位一次装入量使用寿支撑料脱氢催化剂千克7053334脱氢反应器填充料千克410934工艺凝液过滤器用过滤介 质立方米1515苯乙烯产品阻聚剂千克/年14600苯乙烯粗馏缓聚剂千克/年286000苯乙烯精馏真阻聚剂千克/年168667催化剂稳定化学品千克/年9000PP催化剂和化学品万吨/年0.243.2.2 辅助材料来源及供应的可靠性 各装置所需的化学品、催化剂、干燥剂、助剂、添加剂等将直接从专利商或市场上采购。和工艺选型关系紧密的催化剂等材料的采购，与工艺技术的选择131、工作配合进行。3.3 燃料供应3.3.1 设计基础 本项目全厂燃料平衡进行最优化设计，在满足环保要求，尽量减少烟尘、SO2、NOx 等污染物排放的前提下，使其对产品收益率和产品质量的负面影响最小化、对外部燃料需求 及必需的基础设施投资最小化 ，并使原料转化率和净收益最大化。本项目配套建设动力中心，采用蒸汽过滤产生超高压蒸汽满足全厂蒸汽需求，锅炉燃 料采用 POX 装置生产的混合燃料气,不足部分由外供天然气提供。本项目炼化一体化炼油和化工工艺装置燃料平衡原则包括：1) 炼油及芳烃联合区块： 装置正常生产时，燃料气由炼油区块所产燃料气（炼厂气）及化工区块扣除自用后所产燃料气（富甲烷气）提供；不足部132、分由 POX 产混合燃料气及外购天然气补充。2) 化工区块： 装置正常生产时，乙烯裂解装置、裂解汽油加氢装置及苯乙烯装置所消耗的燃料气由乙烯分离装置所产燃料气（富甲烷气）自供，剩余部分供给炼油及芳烃联合区块。3) 动力站59动力站锅炉燃料为 POX 装置产混合燃料气。3.3.2 燃料规格、数量及来源 本项目使用的燃料来自化工区块、炼油及芳烃联合区块、POX 装置，以及天然气末站。各股燃料气规格如下：表3.31 炼油及芳烃联合装置产炼厂气设计参数表序号组分名称组成 v%备注1H227.212CH443.643CO20.064C2H612.535C2H40.196C3H88.697C3H608C 133、+ 44.299H2O010O20.1211N23.27合计100平均分子量18.68热值MJ/kg (kcal/kg)47.615(11372.7)表3.32 POX 装置产合成气和脱氢尾气混合燃料气设计参数表序号组分名称组成 v%备注1CO55.102H243.083CO20.554N21.015CH40.086H2S07Ar0.18合计100平均分子量16.91序号组分名称组成 v%备注热值MJ/kg (kcal/kg)15.408(3680.05)表3.33 乙烯装置产富甲烷气设计参数表序号组分名称组成 v%备注1CO0.22H211.133CO204N205CH488.586C2H4134、0.097Ar0合计100平均分子量14.52热值MJ/kg (kcal/kg)50.962(12172.1)表3.34 外购天然气设计参数表序号组分名称组成 v%备注1H20.052O20.163N20.984CO05CO20.96甲烷92.447乙烷4.358乙烯09丙烷0.8410C3=012异丁烷0.113正丁烷0.1214反2 丁烯0序号组分名称组成 v%备注15正丁烯016异丁烯0.0117顺2 丁烯018C50.0519H2S1ppm平均分子量17.37热值MJ/kg (kcal/kg)47.615(11382.5)本项目燃料供应数量及来源见下表。 表3.35 燃料数量及来源序 135、号燃料气来源及名称万吨/年（以实际质量计）万吨/年（以标油计）1炼油及芳烃联合装置自产炼厂 气111.85124.042POX 产合成气266.8598.203化工产富甲烷气55.8267.944外购天然气10.1011.493.3.3 全厂燃料平衡 本项目所产燃料气全部自产自用，不足部分由外购天然气补充：炼油及芳烃联合区块所产燃料气为 111.85 万吨/年，合计为 124.04 万吨标油/年，自产 自用；化工区块产燃料气 55.82 万吨/年，合计为 67.94 万吨标油/年，其中乙烯、裂解汽油加氢、苯乙烯装置自用 51.50 万吨/年，剩余 4.31 万吨/年，合计为 5.25 万吨标油136、/年送炼油及 芳烃联合装置；POX 装置产燃料气为 266.85 万吨/年，合计为 98.20 万吨标油/年，其中动力中心锅炉及燃气透平#1、燃气透平#2 用 204.00 万吨/年，合计 60.61 万吨标油/年，剩余 102.16 万吨/年，合计为 37.59 万吨标油/年送炼油及芳烃联合装置；外购天然气需求量为 10.10 万吨/年，13027.9 万 Nm/年，合计 11.49 万吨标油/年，供 动力中心燃气透平#2 使用。如果考虑同期由吉林石化配套建设的丙烯腈、ABS、MMA 以及悬浮床渣油加氢装置工 况，外购天然气需求量为 45.07 万吨/年，59516 万 Nm/年，合计 53137、.01 万吨标准燃料油/年。本项目全厂燃料平衡见下表。表3.36 全厂燃料平衡（万吨标油/年）一产燃料气万吨/年（以标油计）1炼油及芳烃联合区块自产燃料气124.042POX 产燃料气98.203化工区块产燃料气67.94二外购燃料气1天然气11.49供应量合计301.67三耗燃料气1常减压蒸馏18.322延迟焦化14.543连续重整35.054芳烃联合装置52.895柴油加氢裂化8.646加氢裂化7.357轻烃回收1.688烷基化0.479石脑油加氢3.9310航煤加氢1.0111焦化石脑油加氢0.3412蜡油加氢处理2.6913汽油加氢醚化2.4814硫磺回收3.0315乙烯裂解装置56.138、3916裂解汽油加氢装置1.2917苯乙烯装置5.0118动力中心锅炉及燃气透平#160.6119动力中心燃气透平#225.9620消耗量合计301.673.3.4 燃料供应的可靠性化工装置正常生产时，所用燃料气为乙烯装置自产富甲烷气，并有富余，可供应炼油 及芳烃装置区。动力中心的所用燃料主要为 POX 所产混合燃料气及外购天然气 炼油及芳烃装置所需燃料气，一部分使用自产燃料气；不足的部分，由 POX 产混合燃料气和化工产富甲烷气分别供应。由于本项目已设天然气末站，因此天然气供应有保证。本项目正常运行情况下，外购 天然气在燃料气总体供应占比仅为 3.8%；且在特殊情况下，燃料需求发生变化时，可139、以通 过有关装置调整操作来实现燃料平衡。因此，本项目的燃料供应是非常可靠的。4 建设规模、产品方案及总工艺流程4.1 原料性质本项目加工混合重质原油 2000 万吨/年，原油构成为 1000 万吨/年XX Merey16 原油+800 万吨/年巴士拉重油+200 万吨/年伊朗重油。混合原油 API 为 20.17，硫含量为 3.08w%，酸值为 0.73mgKOH/g。表4.11 原油一般性质项目Merey16 原油伊朗重油巴士拉重油比重 API1628.4823.3d15.615.60.960.880.91总硫%w2.491.624.19总氮 ppm459014001537倾点122424酸140、值mgKOH/g1.2440.180.23残碳，%w11.56.4110钒ppm2958294.1镍ppm701923.9原油基属高硫环烷基高硫中间基高硫中间基各馏分段收率，wt%轻烃0.551.501.61石脑油4.9116.6714.00煤油4.337.746.10轻柴油6.466.707.60重柴油8.017.817.10轻蜡油3.613.943.19中蜡油19.5218.0015.60重蜡油14.2512.0011.00渣油38.3625.6433.804.2 产品方案4.2.1 确定产品方案的依据 根据全厂总加工流程，本项目炼油区块主要生产优质、低成本的乙烯原料，同时生产汽油、航空煤141、油、柴油等清洁燃料及对二甲苯、甲苯等部分芳烃产品；化工区块生产高密 度聚乙烯、线性低密度聚乙烯、聚丙烯、苯乙烯、丁二烯等主要化工产品。吉林石化公司 同期配套建设丙烯腈、ABS 等化工下游装置（另立项）生产 ABS 和 MMA 产品。4.2.2 推荐的产品方案 本项目推荐的产品方案见下表。 表4.21 项目主要产品表序号产品名称数量（万吨/年）备注炼油区块192汽油(国)282.24295汽油(国)80.64398汽油(国)40.384航煤258.155柴油310.886硫磺61.557液氨3.068异丁烷9.509对二甲苯259.8510苯26.48化工区块12高密度聚乙烯54.2313线性低142、密度聚乙烯42.5614苯乙烯82.5615聚丙烯60.0016丁二烯12.9617蜡0.3418裂解碳五8.0719C9 及重组分3.91序号产品名称数量（万吨/年）备注20燃料油10.5121丙烯16.294.2.3 主要产品规格我国目前已要求向全国供应的车用汽、柴油质量达到国 V 标准。北京已实施京标 准。预计车用汽油国标准将于 2020 年在全国实施。根据国际、国内燃料标准提高趋势， 本项目所生产的汽、柴油产品全部达到国标准。油品及芳烃等产品执行标准见下表。表4.22 主要产品执行标准序号标准名称标准号备注1汽油GB 179302016国标2航煤GB 65372006国标3柴油GB 1143、91472016国标4甲苯GB/T34062010国标5硫磺GB/T 24492006国标6异丁烷GB/T194652004国标7对二甲苯SH/T 1486.12008行业标准8丙烯GB/T 77162014国标9苯GB/T 34052011国标化工产品主要采用专利商的标准以满足下游用户的需要以及满足市场需求。 本项目主要产品规格详见第三卷工艺装置分报告。4.3 建设规模本项目最终推荐方案的建设规模见下表。 表4.31 项目建设规模表序号主项名称规模单位备注炼油部分1常减压1000*2万吨/年新建序号主项名称规模单位备注2延迟焦化300*2万吨/年新建3加氢裂化370万吨/年新建,（改石脑油方144、案）4蜡油加氢处理420万吨/年新建5催化裂化360万吨/年新建6石脑油加氢300万吨/年新建7连续重整300*2万吨/年新建8航煤加氢120万吨/年新建9柴油加氢330*2万吨/年新建,（两套均改裂化方 案）10汽油加氢醚化170万吨/年新建11气分110万吨/年新建12MTBE12万吨/年新建13轻烃回收150万吨/年新建14烷基化45万吨/年新建15氢气回收35104m3(N)/h新建16硫磺回收18*4+6万吨/年新建17酸性水汽提350*2吨/小时新建18溶剂再生1000*2吨/小时新建19芳烃联合装置260万吨/年新建20焦化石脑油加氢90万吨/年新建21干气分离50万吨/年新建2145、2催化干气分离12万吨/年新建23氢气深度回收装 置8104m3(N)/h新建化工部分60序号主项名称规模单位备注24乙烯120万吨/年新建25汽油加氢（含苯 乙烯抽提）45万吨/年新建26丁二烯13万吨/年新建27MTBE/丁烯17/2万吨/年新建28高密度聚乙烯40万吨/年新建29全密度聚乙烯60万吨/年新建，其中：LLDPE 42,HDPE 1530苯乙烯80万吨/年新建31聚丙烯60万吨/年新建4.4 总工艺流程4.4.1 总工艺流程制定的原则 根据建设规模、原料性质、产品方案、生产技术及环境保护等因素，制定总工艺流程，其编制原则如下。(1) 以市场需求为导向，市场适销对路的炼油化工产146、品，采用先进成熟的技术，能耗 指标先进。(2) 以加工高硫含酸重质原油为主，同时具有较好的原油适应性，有效规避原油资源 风险。(3) 装置的选择充分考虑炼油芳烃乙烯一体化优化，满足安全、环保和长周期稳定 运行的要求。(4) 不外卖重质燃料油。(5) 方案选择应考虑当地园区的水、电供应；减低项目氢气和燃料成本。(6) 满足环保各项法规的要求，建设环境友好型炼油厂。(7) 通过总流程的优化力求实现资源利用的优化、实现产品结构的优化、生产成本的 降低和综合效益的最大化。4.4.2 方案比选69在原炼油方案基础上，通过从原油适应性优化、炼油加工方案比选、化工方案比选三 个方面进行对比分析。4.4.2.147、1 原油适应性优化(1) 原炼油项目可研阶段项目作为中委双方上下游一体化合作的一部分，设计原油按照 100%的XXMerey16 原油，方案的原油适应性较差。(2) 原炼油项目总体/基础设计阶段 为充分规避原油供应风险，增强炼厂的原油适应性，经过多次与委方谈判，原料设计点改为 70%Merey16 原油 +30% 巴士拉原油，可以兼顾 100%Merey16 原油工况，和 50%Merey16 原油+50%巴士拉原油工况。设计点原油 API 为 20.23，适合掺炼加工的原油 API 范围 1630，该范围内国际国内市场上可采购的原油种类及数量都很丰富，而且涵盖了绝 大部分XX石油海外重质份额148、油。(3) 本项目可研阶段 考虑到委油供应的实际情况，以及加工XX石油其他海外劣质份额油的需要，开展了原油调整的比选研究工作，与总加工流程的优化调整研究同步开展，历时 3 年，共研究比选了近 30 种原油（不局限于海外份额油），对各种原油的性质、产量、价格以及掺炼比例 进行了全面的比选。对 7 种中东原油作为项目适应油种。 表4.41 原油性质对比表项目Merey16原油沙中 原油巴士 拉中 质伊朗中 质 Bahregan沙重 原油巴士 拉重 质伊朗重 质 Nowrooz伊朗重 质 SorooshAPI1630.830.128.4828.2423.320.2418.58比重0.960.870.149、880.880.880.910.930.94总硫%w2.492.422.891.623.24.194.233.99总氮 ppm45901200133714001400153718002000倾点1218572429242715酸值mgKOH/g1.2440.240.090.180.230.231.260.2项目Merey16原油沙中 原油巴士 拉中 质伊朗中 质 Bahregan沙重 原油巴士 拉重 质伊朗重 质 Nowrooz伊朗重 质 Soroosh残碳，%w11.55.676.036.418.41011.512.8钒ppm29531.441.038252.294.1116130镍ppm7150、011.111.581917.223.92937原油基属高硫 环烷基高硫 中间 基高硫 中间 基高硫 中间基高硫 中间 基高硫 中间 基高硫 中间基高硫 中间基委油加工按上限 70%、下限 35%的适应性，同时对 50%委油占比下其他原油进行适应 性分析。结果如下：1) 委油 70%原油配置 1400 万吨 Merey16+400 万吨巴士拉重油+200 万吨伊朗重油，混合原油 API为 18.71，硫含量 2.74%，酸值 0.93mgKOH/g。研究结果表明除焦化装置超过加工能力上限外，其他装置均可适应。可以通过生产部 分沥青产品来降低焦化装置负荷率，或将 400 万吨巴士拉重油和 200151、 万吨伊朗重油替换为600 万吨 API 30 左右的中东原油（如巴士拉中质原油），则所有装置均可适应。2) 委油 50%一套常减压加工 1000 万吨委油，另一套常减压加工 1000 万吨其他油种。 其他原油考虑 API 2330 范围的伊拉克、伊朗、沙特等中东高硫高酸原油。结果表明，除伊朗 Nowrooz、Soroosh 原油渣油收率偏高只能部分掺炼外，第二套常减压可以任意 比例加工上表所列其他中东原油。3) 委油 35%700 万吨 Merey16+300 万吨巴士拉重+1000 万吨沙重，API 为 23.22，硫含量 3.10%，酸 值 0.58mgKOH/g。结果表明，石脑油加氢装152、置规模需由 270 万吨/年调整到 300 万吨/年，其他主要装置均 可适应。按照不同原油供应比例，炼油主要装置的负荷如下表所示。 表4.42 原油适应性主要装置负荷委油比例1400 万吨 Merey16（70%）1000 万吨Merey16（50%）700 万吨Merey16（35%）其他补充原油配 置400 万吨巴士 拉重+200 万吨 伊朗重600 万吨巴士 拉中质原油1000 万吨沙重（分炼）300 万吨巴士 拉重+1000 万 吨沙重装置名 称万吨/ 年API/硫/酸值API/硫/酸值API/硫/酸值API/硫/酸值18.71/2.74/0.9320.23/2.61/0.8922.1153、2/2.85/0.7423.22/3.10/0.58延迟焦 化300*2123%116%115%113%加氢裂 化370100%100%99%96%蜡油加 氢处理420100%100%99%96%催化裂 化36098%99%97%94%石脑油 加氢27086%93%99%109%连续重 整300*289%96%97%99%航煤加 氢12084%92%96%101%柴油加 氢330*299%99%97%96%最终推荐设计原油调整为 1000 万吨/年 Merey16 原油+800 万吨/年巴士拉重油+200 万吨/年伊朗重油，即 50%委油+50%中东混合原油。混合原油的 API 为 20.17154、，硫含量 3.08wt%， 酸值 0.73mgKOH/g。两套常减压按分储分炼考虑，一套适应 API 1623（酸值可适应 1.24 mgKOH/g），另一 套适应 API 2330 的原油。选择适合焦化路线加工的高硫高酸原油。保证与总流程的匹配和主要装置负荷率。4.4.2.2 炼油方案比选(1) 原炼油项目可研阶段中委双方通过招标，委托中石油华东院与英国 KBC 公司联合开展可行性研究工作，总 流程研究经过了长名单、短名单、最终方案优化三个阶段的工作，从 12 个长名单方案中选 出了推荐方案。表4.43 重油加工可选方案工艺类型可选重油加工装置渣油加工延迟焦化溶剂脱沥青渣油加氢重油催化灵活焦155、化蜡油加工催化裂化加氢裂化中压加氢裂化加氢处理石油焦处理销售发电IGCC以上为技术上可行的重油加工工艺，这些加工工艺与其他基本的炼油装置如:常减压、 连续重整、柴油加氢等进行适当组合，运用 LP 模型进行优化产生了第一阶段 12 个可行方案 进行比较。表4.44 原炼油项目可研阶段主要方案方案编号主要工艺装置石油焦利用可选的提高 产品价值的装置基本装置CDU/VDU/DCU/NHT/CCR/ KHT+ASU/ISOM/DHT+ASU1基本装置+FCC传统IGCC烷基化MTBE2基本装置+VGOHT+FCC传统IGCC烷基化MTBE3基本装置+HC传统IGCC4基本装置+FCC+HC传统IGCC156、烷基化MTBE5基本装置+MHC+FCC传统IGCC烷基化MTBE6基本装置+MHC+FCC+HC传统IGCC烷基化MTBE7基本装置+RHC+RFCC传统IGCC烷基化MTBE方案编号主要工艺装置石油焦利用可选的提高 产品价值的装置基本装置CDU/VDU/DCU/NHT/CCR/ KHT+ASU/ISOM/DHT+ASU8基本装置+RHC+RFCC+HC传统IGCC烷基化MTBE9方案 1 至 8 中排名前两位的方案+溶剂脱沥青传统IGCC烷基化MTBE10传统IGCC烷基化MTBE11方案 1 至 10 中排名前两位的方案DCU+ 灵活焦化传统IGCC烷基化MTBE12传统IGCC烷基化M157、TBE原油 100150馏分段环烷烃+芳香烃含量为 53.72V，150200馏分段环烷烃+芳香 烃含量为 56.69V，芳烃潜含量高，是好的重整原料。原油 165343直馏柴油馏分硫含量为 9773ppm，十六烷值为 39.99，不能作为产品直 接出厂，需要加氢改质。因为原油很重，如果渣油加工装置不设 DCU（延迟焦化），仅 RHC（渣油加氢）+ RFCC（渣油催化裂化）是不可行的，因此未作为单独方案考虑。 总加工流程采用“延迟焦化加氢裂化中压加氢裂化催化裂化IGCC”的技术路线。图 4.41 原炼油项目可研阶段总工艺流程(2) 原炼油项目总体/基础设计阶段在调整原油设计组成基础上，对总工艺158、流程又做了以下调整优化：1) 中压加氢裂化改为蜡油加氢处理：缓和加氢裂化技术难度较大，投资高受原料限 制较大。所产柴油十六烷值较低。使用 MHC 作为 FCC 进料处理相对于使用 CFHT 来说，增加的投资大于汽油产率稍微提高所带来的好处。2) 增加烷基化装置：加入烷基化油后，降低了调和汽油芳烃含量、苯含量和蒸汽 压，使调和汽油更容易满足欧 IV 标准的限制，解除了瓶颈。加入烷基化油后，降 低了高价值的混合二甲苯的调入量，同时提高了汽油的总产量，有利于优化全厂 的产品结构和经济效益。3) 聚丙烯装置调整为丁辛醇装置：从市场因素考虑，进行装置设置调整。4) 增加了醚化装置：本项目汽油调和组分多，159、MTBE 相对量不大，增加醚化装置后，汽油平均氧含量由 0.38%提高到 1.15% （2.7%）。醚化装置增加汽油产量 6.66万吨/年，按照参数价格体系，增加毛利约 3.6 亿元/年；按照实际价格体系，增加毛利约 3.7 亿元/年。混合二甲苯全部外卖。5) 二次加工装置按照新的原油工况调整规模。 全厂总加工流程调整为“延迟焦化蜡油加氢处理催化裂化蜡油加氢裂化”的技术路线。图 4.42 原炼油项目总体/基础设计阶段总工艺流程(3) 本炼化一体化项目可研原油构成为：1000 万吨/年XX Merey16 原油+800 万吨/年巴士拉重油+200 万吨/ 年伊朗重油，即 50%委油+50%中东混160、合原油。按照新的原油构成，同时根据石化行业近年来的发展方向，本项目由燃料型炼油厂调 整为炼化一体化企业，通过与国内外研究单位、工程公司充分交流，对原设计的总加工流 程进行如下调整。1) 将中压加氢裂化调整为蜡油加氢处理由于 Merey16 原油的直馏蜡油及焦化蜡油芳烃含量高、氮含量高，裂化性能差，不宜 直接做催化裂化原料，需要进行加氢处理或改质，以改善裂化性能，提高催化裂化装置的 经济性。原可研中采用的中压加氢裂化装置，技术难度较大、投资高、受原料限制较大、 所产柴油十六烷值较低，而蜡油加氢处理技术可以脱除原料中的大部分硫、氮等杂质，多 环芳烃可以得到一定程度的加氢饱和，具有投资低、原料适应性161、更好的优点。调整之后蜡油加氢处理主要加工重质蜡油，其功能以脱硫、脱氮、芳烃饱和为主，裂 化为辅。预处理后的重蜡油做催化裂化原料，进行深度裂化，以产汽油为主。蜡油加氢处 理和催化裂化组合工艺，可较好地发挥加氢精制和深度裂化两个功能。2) 增加烷基化装置 原可研报告调合汽油的苯含量和蒸汽压接近上限，是多产高品质汽油的限制因素。增加烷基化装置后，可以显著降低调合汽油的芳烃含量、苯含量和饱和蒸汽压，使调合汽油 更容易达到国 V 标准的限制，解除了瓶颈。通过 C4 的烷基化反应生成优质汽油调合组分， 有利于优化全厂的产品结构和经济效益。3) 增加汽油加氢醚化装置根据国内汽油质量升级的要求，本项目要按照国162、 VI 标准设计，汽油烯烃含量和硫含量 等要求相比原可研时期更为严格。为达到新标准要求，增加了汽油加氢醚化装置。本项目 催化汽油产量大，并且汽油调和组分多，MTBE 相对量不大，增加醚化装置后，汽油平均氧 含量由 0.38%提高到 1.35% ，相比国 VI 汽油标准（氧含量2.7%）仍有较大余量。4) 两套常减压装置分别适应委油和中东油不同的加工工况。委油和中东原油的性质 差别较大，需充分发挥原油各馏分的性质特点，优化常减压的设计，优化石脑油、 蜡油和柴油组分的分配，更好的落实“宜油则油、宜芳则芳、宜烯则烯”的原则。5) 延迟焦化按照上限操作以平衡掉所有的减压渣油，沥青按季节性产品考虑。根据163、 市场需求，部分直馏蜡油和蜡油加氢处理装置的蜡油调合可生产船用燃料。6) 加氢裂化调整为最大化产石脑油方案，兼顾航煤产品。加氢裂化轻石脑油调汽 油，重石脑油直接进重整装置。7) 两套柴油加氢改质装置均改为裂化方案，一套加工直馏柴油为主，多产重石脑油 和航煤。另一套加工委油的直馏重柴油，焦化柴油和催化柴油，多产精制柴油，副 产重石脑油。8) 石脑油加氢扩大规模，调整轻重石脑油切割点，碳六及以上组分做重整原料。取 消异构化装置，轻石脑油部分调汽油，部分做乙烯原料。增大重整装置规模，增设 芳烃联合装置。9) 焦化石脑油单独加氢后做乙烯原料，优化石脑油加氢的反应条件。10) 催化干气吸附分离出富乙烯气164、作乙烯原料，焦化干气和轻烃回收饱和干气吸附 分离出富乙烷气做乙烯原料。11) 增加氢气深度回收装置，回收 PSA 解吸气、干气分离富甲烷气中的氢气。12) 聚丙烯装置在化工部分统筹考虑。13) 取消制氢装置，开工用氢气由 POX 装置提供。 通过研究，将原炼油项目总体/基础设计阶段 2000 万吨/年炼油方案、2000 万吨/年炼油芳烃化工悬浮床加氢方案和 2000 万吨/年优化调整炼油芳烃化工方案对比，其各装置 规模及负荷率如下。表4.45 不同方案装置规模及负荷率对比表装置名称2000 万吨/ 年原设计方 案2000 万吨/年炼油芳烃化 工悬浮床加氢方案2000 万吨/年优化调整炼 油芳烃165、化工方案装置规模装置规模负荷率装置规模负荷率常减压，万吨/年1000*21000*2100%1000*2100%延迟焦化，万吨/年300*2300132%300*2120%悬浮床加氢，万吨/ 年320100%加氢裂化，万吨/年370370（改石脑 油方案）96%370（改石脑 油方案）96%蜡油加氢处理，万 吨/年420420102%42096%催化裂化，万吨/年360360100%36094%石脑油加氢，万吨/ 年27034099%30099%连续重整，万吨/年230320*297%300*292%异构化，万吨/年120航煤加氢，万吨/年12012090%12090%装置名称2000 万吨/166、 年原设计方 案2000 万吨/年炼油芳烃化 工悬浮床加氢方案2000 万吨/年优化调整炼 油芳烃化工方案装置规模装置规模负荷率装置规模负荷率柴油加氢，万吨/年330*2330*2（改为 裂化方案）107%330*2（改为 裂化方案）98%汽油加氢醚化，万 吨/年170170100%17096%气分，万吨/年11011083%11093%MTBE，万吨/年121288%1293%烷基化，万吨/年454598%45108%丁辛醇，万吨/年32PSA，104Nm3/h1237100%35100%轻烃回收，万吨/年8018099%15096%硫磺回收，万吨/年18*3+618*4+675%18*4+167、672%酸性水汽提，吨/小 时350*2350*285%350*285%溶剂再生，吨/小时500*21000*285%1000*285%制氢，104Nm3/h44开工用4开工用芳烃联合装置，万 吨/年260100%26098%焦化石脑油加氢， 万吨/年5096%9096%干气分离，万吨/年5091%50100%催化干气分离，万 吨/年1299%1293%氢气深度回收，104Nm3/h10100%8100%作为渣油加工的最顶端的技术，悬浮床加氢技术具有以下优点：原料适应性非常强， 设备结构简单，渣油转化率高、轻油收率高；操作灵活，既可在高转化率下操作，也可在 低转化率下操作；催化剂简单、廉价，可168、连续补充和排出；不存在床层堵塞和压降问题， 也不存在反应器超温现象等。鉴于本项目设计原油为委油+伊朗重+巴士拉重油，渣油含量 高，应考虑在本项目应用此项技术。但是，目前悬浮床加氢技术进行大规模工业化还存在着相关工程放大方面等的技术难 题。由于技术开发难度极大，悬浮床技术在世界范围内尚未规模化应用，目前真正实现工70业化运行的只有采用 ENI 公司 EST 技术在意大利建成的 115 万吨/年工业装置。结合本项目 特点及炼油项目设备订货情况，在平面布置上预留悬浮床加氢装置的位置，全厂渣油加工 仍考虑全部采用焦化技术。建议密切关注悬浮床加氢技术的发展情况，下阶段择机建设。现阶段按 2000 万吨/169、年优化调整炼油芳烃化工方案设置炼油装置及规模。4.4.2.3 化工方案比选 经过总加工流程优化，在不影响炼油和芳烃流程合理性的前提下，本着“宜油则油、宜芳则芳、宜烯则烯”的原则，分别作了 100 万吨/年乙烯和 120 万吨/年乙烯两种规模的对比，对比结果表明：120 万吨/年乙烯的经济效益好于 100 万吨/年乙烯工况，因此推荐 120万吨/年乙烯规模。在 120 万吨/年乙烯规模下，结合市场分析和效益对比，进行化工产品方案研究。 根据前期研究结果，按照大规模、低成本路线选出了三个产品方案： 方案一：乙烯下游配置 FDPE、EOEG，丙烯下游配置了聚丙烯。 方案二：乙烯下游配置 FDPE、H170、DPE、EVA、苯乙烯，丙烯下游配置了聚丙烯、丙烯腈、MMA；在苯乙烯、丙烯腈下游配置 ABS。方案三：乙烯下游配置了 FDPE、HDPE、苯乙烯，丙烯下游配置了聚丙烯。 以上方案的装置规模及设置详见下表。表4.46 化工方案装置规模表序号装置方案一方案二方案三1乙烯装置1201201202丁二烯抽提装置1313133MTBE/丁烯1 装置6/26/26/24裂解汽油加氢装置4545455HDPE 装置40406FDPE 装置5050607EVA 装置108苯乙烯（含乙苯）8080809聚丙烯装置40*230*26010丙烯腈装置1311MMA 装置412EO/EG 装置5/7413ABS 装171、置6079以上 3 个方案的经济测算分别采用中石油价格和 20132015 年市场平均价格进行测算， 其中各方案中，50%的乙二醇和苯乙烯产品需要外送到华东地区，运输费用按 300 元/吨 计，各方案项目投资内部收益率水平汇总如下。表4.47 化工方案投资内部收益率对比表序 号名称建设投资（万元）中石油价格体系下IRR/NPV（万元，Ic=10%）20132015 年均价IRR/NPV（万元，Ic=10%）1方案一211637111.67%/22841915.95%/8933092方案二276490811.47%/26050915.20%/9968583方案三185611411.60%/192172、48916.30%/835982从投资经济方面考虑，无论是采用中石油价格还是 20132015 年平均价格，各方案项 目投资内部收益率均大于中石油基准收益率 10%，以上方案在财务上均是可行的。对比以上指标，各方案内部收益率基本差别不大，税后财务净现值从高到底的顺序 为：方案二、方案一、方案三，但是方案三的投资最少。从市场方面考虑：方案一，74 万吨乙二醇的下游目标市场集中在涤纶上，存在一定风险。乙二醇、苯乙 烯产品主要目标市场均在华东区，销往华东运储费用 300 元/吨左右。另外化工品船型小， 运量大，考虑南海的气象通航条件，罐区容量和运力组织投入较大。方案二，产品结构与华南市场需求较为符合173、，除苯乙烯产品外，其余都能在华南市场 就地消化，运价低，市场反应快，有利于形成稳定的以华南市场为主导销售链条。近年来 ABS 树脂市场需求量大，始终保持相对较好的盈利能力，新产品如 EVA 等在华南市场也有 较好需求。方案三，除苯乙烯产品外，其余都能在华南市场就地消化，运价低，市场反应快，有 利于形成稳定的以华南市场为主导销售链条。产品品种相对少，投资低。经综合考虑市场销售、经济效益、投资等因素，推荐方案三作为化工产品方案，即乙 烯下游配置了 FDPE、HDPE、苯乙烯，丙烯下游配置了聚丙烯。全厂总加工流程详见附图五1。鉴于吉林石化已形成具有自主知识产权的 ABS 工艺技术，结合本项目丙烯、丁174、二烯、 苯乙烯等产品可以作为其原料的优势，规划由吉林石化公司在XX石化厂区（化工区）内配 套建设 13 万吨/年丙烯腈、60 万吨/年 ABS 装置、4.5 万吨/年 MMA 装置，并依托XX石化 项目蒸汽动力、供电、供水、污水处理等公用工程能力。这样本项目液体产品可以转化为 固体产品，充分发挥 ABS 产品在华南市场就近销售的优势，提升化工下游整体竞争优势。 未来，悬浮床渣油技术成熟以后，考虑作为项目后续建设, 规划由吉林石化公司在XX石 化厂区（化工区）内配套建设 13 万吨/年丙烯腈、60 万吨/年 ABS 装置、4.5 万吨/年 MMA装置，以及后续建设悬浮床渣油处理装置及配套辅助生产175、设施工程费用未包含在本可研投 资估算内。包括上述装置的的全厂总加工流程详见附图五2。4.4.3 装置构成 炼油与化工区块装置构成参见表 4.31。4.4.4 物料平衡 本项目物料平衡等系列平衡见下列各表。 表4.48 物料平衡表序号名称万吨/年1原料1.1原油1.1.1Merey 1610001.1.2巴士拉重油8001.1.3令郎 Bahregan200原油小计20001.2其他原料1.2.1己烯11.341.2.2甲醇11.701.2.3己烷0.201.2.4异戊烷0.07其他原料小计13.31原料合计2013.312产品2.1炼油产品2.1.192汽油(国)282.242.1.295汽油176、(国)80.642.1.398汽油(国)40.382.1.4航煤258.152.1.5柴油310.882.1.6硫磺61.55序号名称万吨/年2.1.7液氨3.062.1.8异丁烷9.502.1.9对二甲苯259.852.1.10苯26.48炼油产品小计1332.732.2化工产品2.2.1高密度聚乙烯54.232.2.2线性低密度聚乙烯42.562.2.3苯乙烯82.562.2.4聚丙烯60.002.2.5丁二烯12.962.2.6蜡0.342.2.7裂解碳五8.072.2.8C9 及重组分3.912.2.9燃料油10.51丙烯16.29化工产品小计291.43产品合计1624.16本项目炼177、油、化工装置自产的燃料供应全厂燃料用户后，燃料缺口由 POX 补充平衡， 燃料平衡详见下表。表4.49 全厂燃料平衡（万吨标油/年）一产燃料气万吨/年（以标油计）1炼油及芳烃联合区块自产燃料气124.042POX 产燃料气98.203化工区块产燃料气67.94二外购燃料气1天然气11.49供应量合计301.67三耗燃料气1常减压蒸馏18.32一产燃料气万吨/年（以标油计）2延迟焦化14.543连续重整35.054芳烃联合装置52.895柴油加氢裂化8.646加氢裂化7.357轻烃回收1.688烷基化0.479石脑油加氢3.9310航煤加氢1.0111焦化石脑油加氢0.3412蜡油加氢处理2.6178、913汽油加氢醚化2.4814硫磺回收3.0315乙烯裂解装置56.3916裂解汽油加氢装置1.2917苯乙烯装置5.0118动力中心锅炉及燃气透平#160.6119动力中心燃气透平#225.9620消耗量合计301.67表4.410 正常工况氢气平衡一产氢万吨/年万标方/小时1重整产氢20.3127.102POX 产氢12.2116.293化工来氢气4.936.574回收氢气（干气低分气）6.748.99合计44.1958.95二耗氢1石脑油加氢1.461.952焦化石脑油加氢0.610.813蜡油加氢处理8.0910.794加氢裂化12.8217.105航煤加氢0.751.006柴油加氢裂179、化17.8623.827烷基化0.010.018汽油加氢醚化0.420.569硫磺回收0.270.3610芳烃联合装置1.922.55合计44.1958.95表4.411 开工过渡工况氢气平衡一产氢万吨/年万标方/小时1重整产氢15.1220.172POX 产氢15.6523.543化工来氢气0.000.004回收氢气（干气低分气）1.872.49合计34.6446.20二耗氢1石脑油加氢1.011.352焦化石脑油加氢0.000.003蜡油加氢处理7.5710.104加氢裂化11.2615.025航煤加氢0.530.706柴油加氢裂化10.5814.117烷基化0.010.018汽油加氢醚化180、0.440.599硫磺回收0.200.2710芳烃联合装置3.044.06合计34.6446.20表4.412 全厂硫平衡表序号物料名称物料 104t/a含硫 wt%硫量 t/a硫分布 wt%序号物料名称物料 104t/a含硫 wt%硫量 t/a硫分布 wt%一入方混合原油2000.003.08616000.0099.90%DMDS0.01268.7382.480.01%H2SO40.1732.65555.050.09%合计616637.53100.00%二出方1产品带走航煤258.150.008206.520.03%汽油403.260.000520.160.003%柴油310.880.000181、927.980.005%硫磺61.5510061550099.82%小计615754.6699.86%2排大气工艺装置废气225.930.04%合计225.930.04%3灰渣及其他656.940.11%合计616637.53100.00%表4.413 汽油产品平均性质名称数量（万吨/ 年）密度（t/m3）硫含量ppm烯烃含 量 V%芳烃含 量 V%苯含 量 V%氧含量wt%辛烷值RON抗爆 指数蒸汽压KPa加裂轻石 脑油34.100.650.000.000.000.000.0079.0074.0095.00醚化汽油166.860.7510.0035.0019.500.802.0293.508182、8.7542.00烷基化油46.570.7210.000.000.000.000.0096.0095.2034.00MTBE16.710.7510.000.000.000.0018.18117.00108.5054.00芳烃汽油 组分89.110.870.000.0094.300.000.00112.00102.001.00预加氢轻 石脑油49.920.650.000.000.000.000.0070.0065.0095.00合计403.260.755.7114.3725.910.331.5993.5488.5349.32表4.414 92#汽油调和表名称数量（万吨/ 年）密度（t/m3）硫含183、量ppm烯烃含 量 V%芳烃含 量 V%苯含 量 V%氧含量wt%辛烷值RON抗爆 指数蒸汽压KPa加裂轻石 脑油29.890.650.000.000.000.000.0079.0074.0095.00醚化汽油122.780.7510.0035.0019.500.802.0293.5088.7542.00烷基化油46.090.7210.000.000.000.000.0096.0095.2034.00MTBE3.630.7510.000.000.000.0018.18117.00108.5054.00芳烃汽油 组分49.320.870.000.0094.300.000.00112.00102.184、001.00预加氢轻 石脑油30.520.650.000.000.000.000.0070.0065.0095.00合计282.240.746.1115.0022.190.341.1192.3087.7050.27表4.415 95#汽油调和表名称数量（万吨/年）密度（t/m3）硫含量ppm烯烃含量 V%芳烃含量 V%苯含量V%氧含量wt%辛烷值RON抗爆 指数蒸汽压KPa醚化汽油27.200.7510.0035.0019.500.802.0293.5088.7542.00MTBE8.950.7510.000.000.000.0018.18117.00108.5054.00芳烃汽油 组分26.185、730.870.000.0094.300.000.00112.00102.001.00预加氢轻 石脑油17.760.650.000.000.000.000.0070.0065.0095.00合计80.640.764.4811.9933.730.272.7095.3990.3749.08表4.416 98#汽油调和表名称数量（万吨/年）密度（t/m3）硫含量ppm烯烃含 量 V%芳烃含 量 V%苯含量V%氧含量wt%辛烷值RON抗爆 指数蒸汽压KPa加裂轻石 脑油4.210.650.000.000.000.000.0079.0074.0095.00醚化汽油16.880.7510.0035.001186、9.500.802.0293.5088.7542.00烷基化油0.480.7210.000.000.000.000.0096.0095.2034.00MTBE4.120.7510.000.000.000.0018.18117.00108.5054.00芳烃汽油 组分13.060.870.000.0094.300.000.00112.00102.001.00预加氢轻 石脑油1.640.650.000.000.000.000.0070.0065.0095.00合计40.390.775.3215.0035.000.342.7098.3093.0444.00表4.417 柴油产品调合表组分产量，万吨/187、年比例十六烷值ppm多环芳烃蜡油加氢裂化柴油35.1711.31%54.007.006.00柴油加氢裂化柴油275.7088.69%51.0010.007.00合计310.88100.00%51.349.666.894.4.5 主要产品本项目推荐的总工艺流程的主要产品构成，参见本节 4.2.2 推荐的产品方案。5 工艺装置5.1 常减压蒸馏装置 I本项目拟建常减压蒸馏装置 I，加工能力为 1000 万吨/年，操作弹性 60110%，年开 工时间为 8400 小时。装置原料为 Merey16 重质原油。装置主要产品是石脑油馏分、航煤馏分、柴油馏分、 减压蜡油馏分和减压渣油。常减压装置由换热、电脱188、盐、闪蒸塔、常压炉、常压塔系统、 减压炉、减压塔系统、石脑油稳定、气体压缩脱硫和三注等部分组成。设计充分考虑常减压装置的流程特点，通过采用先进的工艺技术和设备，提高装置的 综合水平，使装置在轻质油收率、产品质量、能耗指标、安全、环保、设备防腐抗腐性 能、长周期运转等方面均达到国内领先、国际先进水平，装置技术特点如下：(1) 采用窄点技术优化换热网络，充分利用装置余热。在适当部位选用强化换热设 备，提高换热强度；(2) 对部分换热器和重沸器的热流侧设控制旁路，以增加换热网络的弹性，提高操作 的灵活性和对原油性质变化的适应性；(3) 原油电脱盐采用XX石油自主开发的智能响应控制的高频和高效交直流复189、合电场 电脱盐技术，设三级电脱盐；(4) 为保证装置的长周期平稳运行，降低油品在换热器中的结垢，在原油进闪蒸罐前 设置压控阀以抑制汽化；(5) 5) 常压塔、常压汽提塔采用高性能浮阀塔盘，同时为提高常三线和常渣的分离精度，常压塔洗涤段设 1 段规整填料；(6) 为避免常压塔顶塔体和塔盘露点腐蚀，常压塔设塔顶热回流，不设塔顶冷回流；(7) 减压蒸馏部分采用 Shell 公司的减压深拔技术：1) 较高的减压炉出口温度和转油线压降，减压炉出口温度为 406409，减压转油线 压降约为 375mmHg；2) 中段回流取热段采用了空塔喷淋技术，降低全塔压降；3) 减一线和减二线之间设置分馏段，减一线生产190、柴油、提高柴油收率；4) 减二线和减三线之间设置分馏段，增加下游装置加工减压轻蜡油和减压重蜡油的 灵活性；805) 减压塔顶采用三级抽真空系统，为降低装置蒸汽消耗，前两级采用蒸汽抽真空， 第三级采用机械抽真空；6) 为提高减压炉管内介质流速、防止炉管结焦，采用炉管注汽方案；7) 减压塔底注汽提蒸汽，提高蜡油收率；(8) 采用空气预热器，尽量降低加热炉排烟温度，使加热炉热效率达 92%；(9) 装置能量利用系统综合分析技术；(10) 常压塔和减压塔顶的馏出线上采取了注中和缓蚀剂、注水等工艺防腐措施；(11) 装置空冷器电机采用变频调速，有效降低装置电耗，并可灵活控制冷后温度；(12) 采用集散控191、制系统（DCS），并设置紧急停车和安全连锁保护系统（SIS）；(13) 采取多种措施降低装置的水消耗。5.2 常减压蒸馏装置 II本项目拟建常减压蒸馏装置 II，加工能力为 1000 万吨/年，操作弹性 60110%，年 开工时间为 8400 小时。装置原料装置加工的原料为巴士拉重油和伊朗 Bahregan 原油的混合原油，混合比例为 80%:20%。装置主要产品是石脑油馏分、航煤馏分、柴油馏分、减压蜡油馏分和减压渣 油。常减压装置由换热、电脱盐、闪蒸塔、常压炉、常压塔系统、减压炉、减压塔系统、 石脑油稳定、气体压缩脱硫和三注等部分组成。设计充分考虑常减压装置的流程特点，通过采用先进的工艺技术192、和设备，提高装置的 综合水平，使装置在轻质油收率、产品质量、能耗指标、安全、环保、设备防腐抗腐性 能、长周期运转等方面均达到国内领先、国际先进水平，装置技术特点如下：(1) 采用窄点技术优化换热网络，充分利用装置余热。在适当部位选用强化换热设 备，提高换热强度；(2) 原油电脱盐采用XX石油自主开发的智能响应控制的高频和高效交直流复合电场 电脱盐技术，设三级电脱盐；(3) 设置闪蒸塔；(4) 常压塔、常压汽提塔采用高性能浮阀塔盘；(5) 减压蒸馏部分采用XX石油减压深拔技术：1) 较高的减压炉出口温度和转油线压降，减压炉出口温度为 427，减压转油线压87降约为 350mmHg；2) 减一线和193、减二线之间设置分馏段，减一线生产柴油、提高柴油收率；3) 减二线和减三线间设分馏段，增加下游装置加工减压轻蜡油和减压重蜡油的灵活 性；4) 减压塔顶采用三级抽真空系统，为降低装置蒸汽消耗，前两级采用蒸汽抽真空， 第三级采用机械抽真空；5) 为提高减压炉管内介质流速、防止炉管结焦，采用炉管注汽方案；6) 减压塔底注汽提蒸汽，提高蜡油收率。(6) 采用空气预热器，尽量降低加热炉排烟温度，使加热炉热效率达 93%以上。(7) 装置能量利用系统综合分析技术(8) 常压塔和减压塔顶的馏出线上采取了注中和缓蚀剂、注水等工艺防腐措施；(9) 装置空冷器电机采用变频调速，有效降低装置电耗，并可灵活控制冷后温度194、；(10) 采用集散控制系统（DCS），并设置紧急停车和安全连锁保护系统（SIS）；(11) 采取多种措施降低装置的水消耗。5.3 延迟焦化装置本项目拟建两套相同的延迟焦化装置，加工能力均为 300 万吨/年，装置的原料为减压 渣油及催化油浆。吸收稳定部分另外加工来自常减压装置的常压干气。装置主要产品包括: 净化焦化干气、净化焦化液化气、焦化石脑油、焦化柴油、焦化蜡油和石油焦。装置由焦 化部分、吸收稳定部分、干气脱硫及液化气脱硫、脱硫醇部分组成。技术方案主要特点如下：(1) 装置的设计引进 FOSTER WHEELER 公司的技术工艺包，同时考虑引进部分 FEED 设 计。(2) 装置的原料为195、减压渣油及少量的催化裂化油浆，原料残炭、沥青质含量高，金属 含量高，焦化反应中易生成大量弹丸焦；本装置设计中冷、切焦水共用一个处理系 统，均排到焦池，沉淀冷却后通过泵提升至冷切焦水罐储存供冷、切焦用，所用技术能够适应弹丸焦的产生。(3) 本装置采用低循环比、低焦炭塔操作压力、较高的炉出口温度等操作条件，使装 置液收最大化。(4) 采用 FW 公司专利 Terrace WallTM 双面辐射加热炉设计，每个辐射室内设置一路 炉管，可更好地调控炉出口油品温度，且方便在线清焦（Online Spalling）操作。采 用阶梯炉专用小能量低 NOx 附墙燃烧气体燃烧器，设置空气预热器，降低排烟温 度，196、使设计热效率达 92%。(5) 放空塔底油及甩油采用空冷器冷却，避免使用水箱式冷却器对环境的污染。(6) 焦炭塔使用放射性料位计和测壁温的方法来判别焦炭塔内料位，向塔内注高分子 量有机硅消泡剂，提高焦炭塔容积利用率。(7) 焦炭塔顶盖采用自动卸盖机，底盖引进国外液压自动卸盖机（塔底阀），配备安 全连锁系统，增强弹丸焦生成时操作的安全性。(8) 焦炭塔采用联锁及顺序操作控制技术，塔顶油气线和放空线均采用两道电动隔断 阀，以保证安全操作；焦炭塔底进料线四通阀和隔断阀通过联锁控制，以避免误操 作，确保焦炭塔操作安全。(9) 焦炭塔顶到分馏塔的油气管线采用注入急冷油的技术来严格控制管内油气温度， 注入197、量采用温差控制，喷嘴喷淋方式保证分散均匀。(10) 分馏塔底内件采用特殊设计，防止焦粉沉积，同时塔底油部分热循环，通过过 滤器过滤除去焦粉。这些措施的采用可以有效地延长开工周期。分馏塔底洗涤油采 用多排喷嘴注入方式，即保证了对高温油气的洗涤效果，又满足了循环比在 0.1 0.3 灵活调节的要求。(11) 焦化分馏塔部分和吸收稳定部分热联合，分馏塔的过剩热量为吸收稳定部分的 重沸器提供热源。(12) 焦化富气采用压缩和双塔吸收的工艺方案。(13) 液化气脱硫醇部分采用纤维膜脱硫醇技术，减少碱液耗量。5.4 蜡油加氢处理装置本项目建设一套 420 万吨/年蜡油加氢处理装置，该装置以重质减压蜡油以及198、焦化蜡油 为原料，经过催化加氢反应，脱除硫、氮、金属等杂质，降低残炭含量，为催化裂化装置 提供原料，同时副产部分柴油调和组分和少量石脑油。蜡油加氢处理装置由反应部分（包括 循环氢压缩机、新氢压缩机）、分馏部分和公用工程部分组成。装置技术特点如下：(1) 加氢反应器、反应进料加热炉和反应流出物高压换热器为双系列。(2) 为了防止反应器因进料中的固体颗粒堵塞导致压降过大而造成的非正常停工，设置原料油自动反冲洗过滤器，脱除大于 25 微米的固体颗粒。(3) 原料油与空气接触会生成聚合物和胶质，为有效防止结垢，原料油缓冲罐采用氮 气密封。(4) 反应器顶部采用 SHELL 公司专有的顶部床层过滤器。(199、5) 在原料油换热系统注阻垢剂以保证换热器的换热效率，确保装置长周期生产。(6) 装置反应部分采用热分流程，减少反应流出物冷却负荷，降低装置能耗。(7) 加氢过程中生成的 H2S 和 NH3，在一定温度下会生成 NH4HS 结晶，沉积在空冷器 管束中，引起系统压降增大。因此，在热高分气空冷器、热低分气空冷器上游分别 设注水设施来溶解胺盐，避免铵盐结晶析出。(8) 设置反应器床层间注急冷氢设施，控制下一床层入口温度。反应器入口温度通过 调节加热炉燃料控制。(9) 设循环氢脱硫设施，减少硫化氢对设备和管材的腐蚀。循环氢脱硫塔入口设分液 罐，减少烃类对循环氢脱硫塔的影响，从而保证循环氢脱硫塔的正常操200、作。(10) 采用炉前混氢流程，提高换热器换热效率和减缓结焦程度。(11) 为确保催化剂、高压设备和操作人员的安全，在冷高压分离器上配备有高压泄 放设施。(12) 汽提塔塔顶设注水设施，可避免氨盐在空冷器管束中的腐蚀。(13) 分馏部分采用双塔汽提方案，汽提塔采用水蒸气汽提，分馏塔采用进料加热炉 供热及水蒸汽汽提方式。(14) 汽提塔顶设注缓蚀剂设施，以减轻塔顶流出物中硫化氢对塔顶系统的腐蚀。(15) 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。加氢进料泵一台由液力透平和防爆异步电机联合驱动，一台由防爆 异步电机单独驱动。5.5 催化裂化装置本项目新建一201、套 360 万吨/年催化裂化装置，进料为蜡油加氢处理蜡油及加氢裂化尾 油。催化裂化装置由反应再生系统、主风机组及烟气能量回收系统、增压机组、分馏及吸 收稳定系统、气压机组、产汽及余热回收系统烟气脱硫组成。同时新建一套催化产品精制 装置，对催化裂化装置产生的催化干气进行脱硫处理，对液化石油气进行脱硫、脱硫醇处 理，对汽油进行脱硫醇处理。催化产品精制装置由催化干气及液化石油气脱硫、液化石油 气脱硫醇、汽油脱硫醇三部分组成。催化裂化装置技术特点如下：(1) 反应部分采用常规 FCC 技术，采用短反应时间高反应温度的反应条件，生产方案 为最大汽油方案；(2) 反应部分配套采用 CEI 的预提升技术、粗202、旋和顶旋直连技术、格栅汽提段技术以 实现反应技术的进一步优化；(3) 再生系统采用 CEI 快速床强化再生专有技术，与反应系统组成同高并列型式，三 旋内置于再生器顶部。再生器加入三联复合助剂，可使 NOX 浓度达标排放；(4) 主风机采用三机组(主风机烟机电动机)配置，备机为两机组(主风机电动机)方 案，主风机和备机均采用变频软起方式；(5) 外取热器采用阀控下流式，取热管采用大肋片取热管束，水汽循环系统采用自然 循环方式；(6) 余热锅炉采用模块式锅炉；(7) 气压机采用背压汽轮机驱动；(8) 塔器采用高效浮阀塔盘；(9) 分馏及吸收稳定系统的部分冷换设备采用高效冷换设备，主要机泵设置变频；203、(10) 液化气脱硫醇工艺采用纤维膜脱硫醇工艺；(11) 烟气脱硫采用 WGS 工艺技术。5.6 气体分馏装置本项目新建规模为 110 万吨/年的气体分馏装置，装置原料为脱硫、脱硫醇后的催化液 化气及焦化液化气，装置主要产品为精丙烯，产品纯度按 99.6（mol）设计。气体分馏装 置按三塔流程设计，主要由脱丙烷塔、脱乙烷塔和丙烯塔组成。在脱乙烷塔顶回流罐气相 中，含有较多的碳三组分，为提高丙烯收率，可返回重油催化吸收稳定系统回收利用，也 可作为燃料气送燃料气管网；碳四馏分做为 MTBE 装置的原料。根据丙烯丙烷精馏工艺不同，气体分馏装置技术方案可分为常规流程和热泵流程两 种。为降低装置能耗，节204、约循环水及低压蒸汽，国内外大型的气体分馏装置的丙烯丙烷分 离系统在无低温热源情况下一般均采用热泵流程，可取得良好的节能、节水效果。热泵循 环就是逆向卡诺循环，首先回收丙烯塔顶物流的低温热能，并通过压缩机组将其温位提 高，做为塔底热源，从而达到节能的目的。但热泵系统中需增加一台气体压缩机及相应的 配套设施，因此与常规流程相比，一次性投资比较大。在该项目中，由于催化裂化装置有 大量的热水可以作为本装置的热源，从而可以大大节省蒸汽的消耗，因此本装置按常规流 程设计。5.7 MTBE 装置本项目新建 12 万吨/年 MTBE 装置，装置原料混合碳四来自上游气分装置（或罐区）， 原料甲醇来自罐区。 MT205、BE 装置包括三个系统，即醚化反应系统、甲醇回收系统和公用工 程系统。本装置采用混相床反应器+催化蒸馏组合工艺技术，特点如下：(1) 醚化反应系统采用混相床工艺，可以充分利用反应放出的热量使得反应物料部分 汽化达到节约能耗的目的。(2) 催化蒸馏技术使反应和分离在一个塔内同时进行，达到深度醚化的目的。其优点 是比以往两反两塔技术节省投资和能耗。(3) 将催化蒸馏塔分为上、下两塔，两塔分别加热，其中上塔加热利用系统内的蒸汽 凝液作为热源，进一步利用蒸汽余热，节省能耗。(4) 甲醇回收塔采用加压操作，使溶解的微量碳四在经过甲醇回收系统时，进到低压 瓦斯管网，有利于环保。(5) 在甲醇萃取塔进水管线206、增设萃取水净化器，减少甲醇回收系统的腐蚀。(6) 反应器设为两台反应器，可串联、可并列；在催化蒸馏塔补甲醇管线增加一台甲 醇净化器，这样有利于装置长周期运行。5.8 烷基化装置本项目新建规模为 45 万吨/年的烷基化装置，主要由原料处理部分和烷基化部分以及 废酸再生部分组成。烷基化装置主要原料为 MTBE 装置提供的碳四馏分以及轻烃回收装置 来的异丁烷。本装置主要产品为烷基化油，同时副产正丁烷、液化石油气和少量燃料气， 脱异丁烷塔分出的异丁烷在装置内循环使用。本设计采用的是 DUPONT 公司的硫酸烷基化工艺，该技术具有如下特点：(1) 采用反应流出物致冷工艺：利用反应流出物中的液相丙烷和丁烷207、在反应器冷却管 束中减压闪蒸，吸收烷基化反应放出的热量。反应流出物经过气液分离后，气相重 新经压缩机压缩、冷凝，抽出部分丙烷后，再循环回反应器。与闭路冷冻剂循环致冷或自冷式工艺相比，流出物致冷工艺可使得反应器内保持高的异丁烷浓度，而从 脱异丁烷塔来的循环异丁烷量最低。此外，在这种致冷流程中采用了节能罐，使部 分富丙烷物流在中间压力下闪蒸汽化进入压缩机第二段，从而节约能量。(2) Dupont 公司反应部分循环异丁烷与烯烃预混合后再经喷嘴进入反应器，酸烃经 叶轮搅拌，在管束间循环，机械搅拌使酸烃形成具有很大界面的乳化液，烃在酸中分布均匀，减小温度梯度，减少副反应发生。(3) 反应流出物采用浓酸洗208、碱水洗工艺：反应流出物中所带的酯类如不加以脱除， 将在下游异丁烷塔的高温条件下分解放出 SO2，遇到水份，则会造成塔顶系统的严 重腐蚀。因此，必须予以脱除，本装置采用浓酸洗及碱洗的方法进行脱除，与传统 的碱洗相比，能有效脱除硫酸酯，即用 99.2%的硫酸洗后再用 12%的 NaOH 脱除微 量酸。本项目 4 万吨/年废酸再生装置采用 Dupont 公司“干法”技术，主要包括废酸裂解和热 回收系统、烟气净化和干燥系统、烟气转化系统、浓酸吸收系统和尾气洗涤系统。该技术 与湿法相比主要有一下特点：(4) 裂解气经余热锅炉发生蒸汽后，进入反应系统前，先经过两级动力波洗涤，脱出 烟气中的颗粒，然后进入209、干燥塔，脱除烟气中携带的水分和酸雾，保护下游设备。(5) 经反应后的工艺气在浓酸吸收部分，采用 98.5%浓硫酸吸收，成品酸浓度可达到 99.2%。(6) 尾气处理部分，为保证达标排放，尾气洗涤系统采用动力波逆喷碱洗塔，离开二 级吸收塔的尾气被绝热饱和，尾气中未反应的 SO2、SO3 通过逆喷的循环碱液(20% NaOH)进行洗涤，碱液保持最适宜的 PH 值，以确保 SO2 浓度达到排放指标。SO2 的 吸收产生酸性亚硫酸氢盐和亚硫酸盐，通过氧化空气风机将氧化空气送至尾气碱洗塔底部，以氧化酸性亚硫酸盐和亚硫酸盐，从而生成硫酸氢盐和硫酸盐。从尾气碱 洗塔出来的液体产品，根据循环液的比重和浓度，部210、分被送出界区。系统中补充新 鲜水以平衡从循环液中蒸发的水分。尾气通过尾气碱洗塔内置除雾器去除直径较大的酸雾颗粒后，进入尾气碱洗除酸雾 器，去除尾气中夹带的任何微小酸雾颗粒，收集的酸雾颗粒通过重力作用进入尾气碱洗除 酸雾罐底部，工艺尾气从除酸雾器顶部排入烟囱，并排入大气。5.9 加氢裂化装置加氢裂化装置规模为 370 万吨/年，加工原料为常减压蒸馏装置的中质减压蜡油。主要 产品是重石脑油、航煤（根据生产需要可单独作为航煤产品或者柴油调合组分）和柴油。装 置由反应部分（包括氢气压缩机和循环氢脱硫设施）、分馏部分和公用工程等部分组成。本 装置采用美国 UOP 公司的两段全转化加氢裂化工艺技术，本装置211、的技术特点如下：(1) 原料油过滤 为了防止反应器因进料中的固体颗粒堵塞导致压降过大而造成的非正常停工，在装置内设置自动反冲洗过滤器，滤除大于 25 微米的固体颗粒。(2) 原料油惰性气保护装置内原料油缓冲罐采用氮气保护，避免原料油与空气接触，以减轻原料油在换热 器、加热炉管等高温部位及反应器中的结焦程度。(3) 原料油换热系统采用注阻垢剂设施 加氢裂化装置原料油结垢，会引起原料油换热器传热系数迅速下降，导致反应流出物冷不下来，反应加热炉负荷紧张，影响装置运行周期。考虑到所加工的原料油较重，且操 作周期长达三年，该装置采用具有良好的清净分散性、金属表面钝化性和阻聚合性的专用 阻垢剂，以有效防止212、结垢，保证装置安全长周期运转。(4) 采用炉前混氢流程 氢气和原料油分别与热高分气、反应产物换热后混合，然后进入反应进料加热炉加热至反应温度。(5) 采用两段全转化流程 反应部分采用两段全转化流程，分馏塔底的未转化油至第二段加氢裂化反应器。(6) 采用热高分流程热分流程可以提高反应流出物物流的热能利用率、降低反应流出物冷却负荷、降低冷 却换热设备面积，特别重要的一点是，可避免稠环芳烃在空冷器管束中的沉积和堵塞，但 是，它会降低循环氢氢浓度。(7) 反应部分注水加氢过程中生成的 H2S、NH3 和 HCl，在一定温度下会生成 NH4Cl 和 NH4HS 的结晶体， 沉积在低温换热器和空冷器管束表213、面，引起系统压降增大。因此在反应产物进入低温换热 器前和空冷器前注水来溶解铵盐，避免铵盐结晶析出。(8) 设置热高分液能量回收透平。(9) 装置内设循环氢脱硫设施 该装置所加工的原料油硫含量、氮含量较高，设置循环氢脱硫塔脱除反应部分产生的硫化氢，可以提高循环氢的氢纯度，降低反应部分的操作压力和设计压力，从而降低装置 的投资；还可以降低分馏部分汽提塔硫化氢负荷。(10) 分馏部分采用先汽提后分馏的流程采用该流程，可保证塔底物流中不含硫化氢，避免了后续设备腐蚀问题。 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接口。(11) 催化剂采214、用湿法硫化，催化剂器外再生。89为确保催化剂、高压设备及操作人员的安全，设置 2.1 MPa/min 及 0.7 MPa/min 紧急泄 压系统。5.10 柴油加氢裂化装置 I本项目新建 1 套柴油加氢裂化装置 I，规模为 330 万吨/年，以催化柴油、焦化柴油及常 压重柴油为原料。装置主要产品为柴油及重石脑油，并副产少量干气、低分气、液化气及 轻石脑油。本装置采用 SHELL 公司的柴油加氢裂化工艺技术。装置由反应部分（包括氢气压 缩机和循环氢脱硫设施）、分馏部分和公用工程等部分组成。装置的技术特点如下：(1) 原料油预处理设施 冷原料油进装置后，首先经原料油脱水罐脱除其中的游离水后，与来自215、上游装置的热原料油混合，再经自动反冲洗过滤器，除去大于 25 微米的颗粒状机械杂质，防止其沉积在 催化剂表面，以减缓反应器压力降的增加。(2) 原料油惰性气保护 装置内原料油缓冲罐采用氢气或氮气保护，避免原料油与空气接触，以减轻原料油在换热器、加热炉管等高温部位及反应器中的结焦程度。(3) 采用炉前混氢流程 氢气和原料油混合后与反应产物换热，然后进入反应进料加热炉加热至反应温度。(4) 采用热高分流程热高分流程可以提高反应产物物流的热能利用率，降低反应产物冷却负荷、降低冷却 换热设备面积。(5) 反应部分注水加氢过程中生成的 H2S、NH3 和 HCl，在一定温度下会生成 NH4Cl 和 NH216、4HS 的结晶体， 沉积在低温换热器和空冷器管束表面，引起系统压降增大。因此在反应产物进入低温换热 器前和空冷器前注水来溶解铵盐，避免铵盐结晶析出。(6) 热高压分离器与热低压分离器间设置液力透平，回收压力能，降低电耗。(7) 分馏部分采用先汽提后分馏的流程。(8) 催化剂采用湿法预硫化。催化剂器外再生。(9) 为确保催化剂、高压设备及操作人员的安全，设置 2.1MPa/min 和 0.7 MPa/min 紧 急泄压系统。5.11 柴油加氢裂化装置 II本项目新建 1 套柴油加氢裂化装置 II，规模为 330 万吨/年。以减压蜡油、常压轻柴油、 常压重柴油为原料。装置主要产品为重石脑油、航煤及217、柴油，并副产少量干气、低分气、 液化气及轻石脑油。本装置采用 SHELL 公司的柴油加氢裂化工艺技术。装置由反应部分（包 括氢气压缩机和循环氢脱硫设施）、分馏部分和公用工程等部分组成。装置的技术特点如 下：(1) 原料油预处理设施 冷原料油进装置后，首先经原料油脱水罐脱除其中的游离水后，与来自上游装置的热原料油混合，再经自动反冲洗过滤器，除去大于 25 微米的颗粒状机械杂质，防止其沉积在 催化剂表面，以减缓反应器压力降的增加。(2) 原料油惰性气保护 装置内原料油缓冲罐采用氢气或氮气保护，避免原料油与空气接触，以减轻原料油在换热器、加热炉管等高温部位及反应器中的结焦程度。(3) 采用炉前混氢流218、程 氢气和原料油混合后与反应产物换热，然后进入反应进料加热炉加热至反应温度。(4) 采用热高分流程热高分流程可以提高反应产物物流的热能利用率，降低反应产物冷却负荷、降低冷却 换热设备面积。(5) 反应部分注水加氢过程中生成的 H2S、NH3 和 HCl，在一定温度下会生成 NH4Cl 和 NH4HS 的结晶体， 沉积在低温换热器和空冷器管束表面，引起系统压降增大。因此在反应产物进入低温换热 器前和空冷器前注水来溶解铵盐，避免铵盐结晶析出。(6) 热高压分离器与热低压分离器间设置液力透平，回收压力能，降低电耗。(7) 分馏部分采用先汽提后分馏的流程，设航煤侧线汽提塔。(8) 催化剂采用湿法预硫化219、。催化剂器外再生。 为确保催化剂、高压设备及操作人员的安全，设置 2.1MPa/min 和 0.7 MPa/min 紧急泄压系统。5.12 航煤加氢改质装置本项目建设一套规模为 120 万吨/年的航煤加氢装置，原料为来自常减压装置的直馏煤90油。本装置引进壳牌公司一段强化芳烃饱和的深度加氢处理工艺路线，由壳牌公司提供工 艺包。该技术采用热高分、炉前混氢流程，将脱硫反应（HDS）和芳烃饱和反应（HDA）分 离开，可靠地改进航煤的烟点，生产出合格的精制航煤。加氢催化剂采用钼镍催化剂，避 免采用贵金属催化剂，以节省投资和维护费用。装置由反应、汽提和公用工程三部分组 成。本装置的工艺技术特点如下：(1220、) 选用标准公司的脱硫催化剂 DN3531、芳烃饱和催化剂 DN3330 和级配材料，使 用 1 个具有 3 段的床层反应器加氢精制实现航煤产品烟点由 20mm 达到 25mm，硫 含量低于 10ppm，其它指标符合3 号喷气燃料GB65372006 要求。该催化剂系统 可以在 3 年的操作周期内保持产品烟点和稳定的产品产量和质量，最小化压降，最 大化芳烃饱和活性。(2) 反应部分采用国内外成熟的炉前混氢，操作方便，流程简化，传热效率高。(3) 采用急冷氢和急冷油防止反应器飞温。(4) 采用热高分流程，既降低能耗，又节省换热面积。(5) 原料缓冲罐采用氢气（或氮气）保护，冲洗水缓冲罐采用氮气保221、护，防止其与空 气接触。(6) 为防止原料中固体杂质带入反应床层，造成床层压降增加过快，采用了具有自动 反冲洗功能的原料过滤器。(7) 催化剂采用器外再生方式。(8) 采用双壳程高压换热器，减少设备台数和换热面积。(9) 采用空冷器作为冷却器，节能，节水。(10) 采用专利商（SHELL）的反应器内构件技术，使催化剂的利用率最大化，最小化 装填催化剂上的沟流，防止结垢，维持安全运行（最小催化剂床层径向温差）。(11) 汽提塔采用重沸炉作为热源，以保证航煤产品的水含量要求。(12) 本装置工艺运行条件苛刻、测控点多、控制复杂，采用分散控制系统（简称 DCS）。DCS 进行实时控制，完成过程控制、222、数据采集、信息处理、安全报警系统功 能，对影响装置正常操作或产品质量的工艺参数在中央控制室内均设置超限报警。5.13 轻烃回收装置本项目新建设一套轻烃回收装置，加工能力为 150 万吨/年，轻烃回收装置的主要作用 是可集中回收炼厂多套装置的饱和烃中 C3 及 C3 以上组分，分离出丙烷、正丁烷、异丁 烷、石脑油等产品。异丁烷提供给烷基化装置作为原料，石脑油提供给石脑油加氢装置作96为原料，丙烷和正丁烷送至罐区，副产品燃料气送至燃料气管网。本装置由干气脱硫、干 气吸收、脱丁烷塔、液化气脱硫、脱乙烷塔及脱丙烷塔、碳四分离塔、常减压液化气脱硫 脱硫醇等部分组成。装置的技术特点如下：(1) 集中回收轻223、烃 轻烃回收装置对炼厂多个装置的饱和烃进行集中回收。这种集中回收轻烃的流程，不仅可以避免流程的重复设置，节省投资，而且可以充分提高轻烃的回收率。(2) 较大的操作弹性和灵活性 由于轻烃回收装置处理多个装置的物料，为适应原料性质的变化以及不同装置开工、运行不同步所引起的进料流量和性质的变化，在设计中对塔、换热器、泵等主要设备都考 虑了一定的设计余量。此外，在脱丁烷塔底底设置了重沸炉，可以保证该装置在运行时不 受其它装置开停工影响。(3) 液化气回收率 通过采用无压缩机回收液化气，吸收塔采用石脑油作为吸收剂等工艺手段，在满足产品质量要求的情况下，液化气回收率大于 90%。(4) 较高的产品质量 轻224、烃回收装置流程配备齐全。因此，本装置生产的产品具有较高的质量，干气、丙烷、异丁烷和正丁烷作为合格产品可以直接进入管网或罐区，石脑油可以直接给石脑油加 氢装置供料。5.14 石脑油加氢装置总流程设置规模为 300 万吨/年的石脑油加氢装置，本装置由反应部分和分馏部分组 成，本装置与连续重整装置共用公用工程部分。根据总工艺流程安排，本装置以常减压装 置石脑油以及混合石脑油为原料，本装置的主要产品为精制石脑油和轻石脑油。本装置引 进 UOP 公司工艺包，采用先加氢后分馏的工艺流程。自 PSA 来的新氢经压缩机增压后进入 加氢循环氢中；采用炉前混氢流程；设循环氢脱硫化氢设施。5.15 焦化石脑油加氢装225、置本项目建设一套 90 万吨/年焦化石脑油加氢装置，该装置以焦化石脑油为原料，经过 催化加氢反应，脱除硫、氮等杂质，饱和烯烃，为乙烯装置提供原料。焦化石脑油加氢装 置由反应部分（包括循环氢压缩机、新氢压缩机）、分馏部分和公用工程部分组成。装置技术特点如下：(1) 设置二烯烃饱和反应器设置二烯烃饱和反应器的优点是，由于二烯烃在较低的温度下已经加氢饱和，可以大 大延长装置的操作周期。(2) 原料油过滤 为了防止反应器因进料中的固体颗粒堵塞导致压降过大而造成的非正常停工，在装置内设置原料油过滤器，滤除大于 10 微米的固体颗粒。(3) 原料油惰性气体保护 由于原料油与空气接触会生成聚合物和胶质，为有226、效减缓反应器床层结焦，要求罐区原料油罐以及装置内原料油缓冲罐必须用惰性气体进行气封。(4) 反应流出物注水加氢过程中生成的 H2S、NH3 和 HCl，在一定温度下会生成 NH4Cl 和 NH4HS 结晶，沉积 在低温换热器和空冷器管束中，引起系统压降增大。因此在反应流出物进入低温换热器前 和空冷器前注入除氧水来溶解铵盐，避免铵盐结晶析出。(5) 分馏部分工艺方案 分馏部分有单塔和双塔两种流程，由于采用单塔汽提流程即可满足本装置产品分馏要求，所以本可研采用单塔汽提流程。5.16 连续重整装置总流程设置两套规模为 300 万吨/年的连续重整装置，本装置以上游石脑油加氢精制装 置提供的精制石脑油及227、上游加氢裂化装置提供的加氢裂化石脑油为原料，采用连续重整工 艺技术，生产高辛烷值汽油、混合二甲苯和液化气，同时副产含氢气体。本装置重整反应苛刻度按 C5+重整生成油辛烷值（RON）102 设计。本装置由重整、催 化剂再生及公用工程三个部分组成，重整采用美国环球油品公司（UOP）超低压连续重整工 艺技术，催化剂连续再生部分采用 UOPCycleMax 工艺技术。重整部分的目的是通过重整反 应、再接触及分馏工艺过程，生产富含芳烃的高辛烷值汽油组分和高纯度的重整氢，其工 艺特点为：(1) 反应器采用一反、二反和三反、四反两两叠置式的热壁径向反应器结构，物流为 上进上出(中心管上流式)。(2) 再接触228、流程中设有两段再接触和再接触制冷系统，使二段再接触物流降温至4.5进行再接触与分离，以进一步回收 C3、C4 馏分，并提高重整产氢的纯度。(3) 重整氢气送至氢提浓(PSA)装置前经过脱氯，经再接触后的重整汽油设置脱氯设 施，以防止氢气及重整汽油中的微量氯对下游设备产生氯腐蚀和铵盐堵塞。(4) 设置重整进料注硫设施，以调节进料适宜的含硫量；此外还设置开工注氯、注水 设施，调节开工时的水氯平衡。(5) 混合进料换热器采用一台焊板式换热器，有利于深度换热，减少重整反应进料加 热炉和重整产物空冷器的负荷，降低能耗，节约占地。(6) 重整反应加热炉共四台，其中 2512F201 和 2512F202 229、共用一个燃烧室， 2512F203 和 2512F204 共用一个燃烧室。燃烧器采用自然通风端烧气体燃烧器， 呈多排布置。对流段为热工余热锅炉。烟气经过对流室余热锅炉回收余热后，直接 进入 120 米混凝土烟囱排放。(7) 重整循环氢压缩机采用 3.5MPa 背压至 1.0MPa 汽轮机驱动的离心式压缩机；重整 氢增压机采用一台 3.5MPa 凝汽汽轮机驱动的离心式压缩机，乏汽采用空冷冷却。(8) 制冷压缩机机组内采用蒸发式冷凝冷却工艺，制冷介质为丙烷，使压缩机出来的 丙烷冷凝为2的液态。采用制冷压缩机组与普通循环水冷却器相比，可将工艺介 质深度冷却，并节省大量的循环水。与氨介质制冷相比，丙烷230、介质更易得到，并对 安全和环保有利。(9) 反应系统压力是关系到装置平稳操作及反应性能的重要控制参数。本装置的反应 压力是以反应产物分离器压力为控制基准点，与重整氢增压机入口分液罐压力组成串级调节控制系统，重整氢增压机入口分液罐压力控制为分程控制，一路控制放空 阀，一路与重整氢增压机汽轮机转速调节器组成串级调节控制系统。重整氢增压机 为二段离心式压缩机由一台汽轮机驱动，每段增压机均设置反飞动控制，一段压缩 机设置出口压力高限控制，二段压缩机设置入口压力低限及出口压力高限控制。当 重整氢至系统部分后路不畅或反应系统压力高时，一段压缩机入口分液罐顶放空阀 打开，泄放压力，以保证装置正常运转。脱丁烷231、塔塔顶气返回重整氢增压机入口分 液罐。(10) 在第一、第二和第三、第四两台叠置反应器下部的催化剂收集器底部各设了一 台反应器吹扫气换热器，用于催化剂循环系统尚未启动或者停止循环时将 316高 温氢气送入，以防止反应油气在催化剂收集器中凝聚。(11) 重整油分馏塔采用 70热回流，仅设 C6C7 馏分产品冷却器。塔底采用立式 重沸器，由二甲苯塔顶气作为热源。二甲苯塔提压操作，利用二甲苯塔顶气作为重 整油分馏塔底重沸器热源，二甲苯塔采用热回流和低回流比操作，并在二甲苯塔顶设置蒸汽发生器回收热量，以降低装置能耗。 二甲苯塔重沸炉操作热负荷为40.68MW，烟气排往联合余热回收系统，设计热效率大于 232、92。(12) 为监测二甲苯产品质量，在二甲苯塔 24 层设一台采样泵和在线分析仪。(13) 为减少具有高附加值的混合二甲苯从安全阀排出，在塔顶馏出线上设一套三取 二超压联锁停炉系统。5.17 汽油加氢醚化本项目新建 170 万吨/年汽油加氢醚化装置，先将全馏分催化汽油中的二烯烃饱和，同 时将硫醇转换为重硫醚，再将催化汽油分为轻汽油和重汽油两个组分，分别进入轻汽油醚 化部分和重汽油加氢脱硫部分。装置原料催化汽油由XX石化公司的催化裂化装置提供， 原料甲醇来自罐区，氢气来自系统管网。催化汽油选择性加氢部分采用全馏分选择性加氢流程，主要特点如下：(1) 将全馏分催化汽油中的不稳定二烯烃基本脱除，使233、汽油安定性进一步变好，溴价（或碘值）降低，产品质量明显改善。(2) 至醚化部分的轻汽油从分馏塔侧线抽出，氢气等不凝气从塔顶除去，轻汽油中几 乎不含不凝气，不需油、气分离设备，做到一塔两用，简化了流程。轻汽油醚化部分采用XX石油自主开发的催化轻汽油醚化（LNE3）工艺，主要特点如 下：(3) 轻汽油由水洗塔处理除去乙腈、丙腈等碱性氮化物和金属离子等催化剂的中毒 物，最大限度延长醚化催化剂使用寿命。(4) 一段醚化反应采用两台反应器串联操作，在反应器中间取热，降低第二醚化反应 器的进料温度，提高叔碳烯烃总转化率。同时还可并联操作，提高了装置生产能 力，增加了工艺的灵活性。(5) 一段和二段醚化反应234、器均采用膨胀床型式，催化剂床层处于膨胀状态，催化剂颗 粒有不规则的自转和轻微扰动，整个床层的压降小且恒定，床层径向温度分布均 匀，不存在局部热点，有利于控制反应器超温及抑制副反应的发生。(6) 采用催化蒸馏技术，使反应和分离在一个塔内同时进行，以达到深度转化的目 的，这种技术比以往反应分离、再反应再分离即两反两塔技术节省投资和能耗；(7) 在甲醇萃取塔底管线增设净化器，减少设备和管线腐蚀，以保证装置长周期稳定 运行。重汽油加氢脱硫部分暂按 DSO 技术编制，技术方案主要特点如下：(8) 空冷器前注水：加氢过程中生成的 H2S、NH3 和 HCl，在一定温度下会生成 NH4Cl 和 NH4HS 235、结晶，沉积在低温换热器和空冷器管束中，引起系统压降增大并腐蚀设 备。因此在反应产物进入空冷器前注入除氧水来溶解铵盐。(9) 设循环氢脱硫设施，降低循环氢中 H2S 的含量。(10) 催化剂采用器外再生。(11) 设催化剂预硫化设施。(12) 为确保装置的安全性，设置紧急泄压系统。5.18 氢气回收装置总流程设置 2 套 18 万标方/时的氢气回收装置，本装置以重整氢、加氢装置低分气、化 工来氢气为原料提纯高纯氢气。本装置由低分气脱硫部分、PSA 提纯部分、尾气压缩部分 组成。本装置的技术特点如下：(1) 采用 10 塔工艺流程，冲洗再生时间相对较长，解吸更加彻底，工艺简单、运行 平稳可靠，产品236、收率高，节省投资及占地。(2) 提纯单元采用卖方自主开发的自适应优化控制系统及多塔程序切换系统，可实现 装置全自动化操作，减少人为因素对装置操作的影响。(3) 原料压力及组成相对稳定，使得吸附时间与原料负荷的关系式大大简化，原料负 荷变化时，吸附时间可自动改变。(4) 采用程控阀的阀检回讯与各步位的压力曲线等条件判断程控阀故障，可准确判断 阀门故障情况，如仪表元件故障、程控阀内漏及执行机构故障等，减少误操作。(5) 尾气系统设计两级缓冲系统，即解吸气缓冲罐及解吸气混合罐，使得尾气压力、 流量及热值更加稳定。5.19 氢气深度回收装置总流程设置建一套 80000Nm3/h 氢气深度回收装置，本装237、置 PSA 解吸气、催化干气富甲 烷气以及干气分离富甲烷气作为原料提纯高纯氢气。本装置由原料预处理部分、变压吸附 部分、产品气压缩部分组成。本装置的技术特点如下：(1) 采用 1026VPSA 工艺流程，冲洗再生时间相对较长，抽真空步骤使解吸更加彻 底，工艺简单、运行平稳可靠，产品收率高，节省投资及占地。(2) 提纯单元采用卖方自主开发的自适应优化控制系统及多塔程序切换系统，可实现 装置全自动化操作，减少人为因素对装置操作的影响。(3) 原料压力及组成相对稳定，使得吸附时间与原料负荷的关系式大大简化，原料负 荷变化时，吸附时间可自动改变。(4) 采用程控阀的阀检回讯与各步位的压力曲线等条件判断238、程控阀故障，可准确判断阀门故障情况，如仪表元件故障、程控阀内漏及执行机构故障等，减少误操作。(5) 尾气系统设计两级缓冲系统，即解吸气缓冲罐及解吸气混合罐，使得尾气压力、 流量及热值更加稳定。5.20 硫磺回收联合装置总流程设置硫磺回收联合装置，包括 5 套硫磺回收装置，规模为 4 套 18 万吨/年、一套6 万吨/年；2 套酸性水汽提装置分别处理加氢和非加氢型酸性水，规模均为 350 吨/小时；2套溶剂再生装置分别处理加氢和非加氢型富胺液，规模均为 1000 吨/小时。硫磺回收联合 装置共设三个酸性气管网，清洁酸性气管网：包括胺液再生酸性气和加氢型酸性水汽提酸 性气；含氨酸性气管网：包括非加239、氢型酸性水汽提酸性气和 POX 含氨酸性气；低浓度酸性 气管网：POX 清洁酸性气。5 套硫磺回收装置采用富氧工艺设计，具备单独处理低浓度的 POX 酸性气的能力。硫磺回收装置由克劳斯制硫、液硫脱气、尾气处理、溶剂再生和烟气碱洗等单元组 成。酸性水汽提装置由汽提部分、侧线气三级分凝部分、氨精制部分和公用工程部分组 成。溶剂再生装置由再生部分和公用工程部分组成。各装置技术特点如下：5.20.1 硫磺回收装置(1) 装置引进了 JACOBS 的硫磺回收工艺包，采用了二级常规克劳斯制硫和加氢还原 尾气净化工艺；(2) 克劳斯单元过程气加热采用 3.5MPa(g)蒸汽换热方法，为了提高 COS 和 C240、S2 的水解 率,第一级克劳斯反应器装填了氧化钛催化剂，第二级克劳斯反应器装填了氧化铝催 化剂；(3) 尾气处理单元采用了 LTSCOT 工艺（专利技术），尾气加热采用 3.5MPa(g)蒸汽换 热方法，尾气还原反应器装填了低温加氢性能好的钴钼催化剂。(4) 液硫脱气单元采用了 SHELL 的空气鼓泡脱气工艺（专利技术）。(5) 烟气碱洗采用杜邦孟莫克动力波技术。(6) 装置原料酸性气有三类，以胺液再生为主的清洁酸性气，以酸性水汽提为主的含 氨酸性气和 POX 装置的低硫酸性气，为了使氨在燃烧炉内炉完全燃烧，酸性气和空 气用 3.5MPa(g)蒸汽预热，部分清洁酸性气和全部含氨酸性气从燃烧炉前241、部进入，其 余清洁酸性气从燃烧炉后部进入，确保氨的燃烧温度；(7) 装置设计能单独处理 POX 低硫酸性气的工况，采用了富氧工艺，富氧量浓度按低 于 28v%设计。(8) 胺液再生单元采用蒸汽汽提法，采用 MDEA 作为吸收剂，溶剂 MDEA 浓度9940wt%。(9) 尾气焚烧采用热焚烧法，焚烧后烟道气经蒸汽过热器和锅炉回收热后，经 120 高 的排气筒排放。5.20.2 酸性水汽提装置全厂集中处理各装置含硫污水，总处理量为 700 吨/时，分别处理加氢型酸性水和非加 氢型酸性水。加氢型酸性水汽提装置采用单塔加压侧线抽出工艺，侧线抽出的富氨气经三 级冷凝、精制、脱硫、压缩后得到液氨，塔顶酸性242、气作为硫磺回收装置的原料，塔底净化 水送各装置回用；非加氢型酸性水汽提装置采用单塔低压全吹出工艺，塔顶含氨酸性气作 为硫磺回收装置的原料，塔底净化水送各装置回用。装置节能、节水措施如下：(1) 合理优化换热流程，充分利用各种热源降低能耗。(2) 加强设备及管道的隔热保温，减少热量损失。(3) 选用节能型机动设备、电气元件，降低能耗。(4) 采用空冷，节省循环水用量。(5) 塔底采用重沸器提供热源，回收凝结水，降低能耗。5.20.3 溶剂再生装置(1) 采用常规蒸汽汽提再生工艺；(2) 溶剂选用复合型 MDEA 溶剂，该溶剂具有良好的选择吸收性能、酸性气负荷大、 腐蚀轻、溶剂使用浓度高、循环量小243、能耗低等特点；再生后的贫液返回上游装置 使用，酸性气送至硫磺回收；(3) 再生塔底重沸器热源由 0.4MPa 蒸汽提供，以防止重沸器管束壁温过高，造成溶 剂的热降解；(4) 为方便操作，增加灵活性，MDEA 溶剂浓度按 30%(wt)进行设计；(5) 再生塔采用高性能塔盘的先进设备技术，具有压降低、效率高、操作弹性大等优 点，适应长周期运转；(6) 集中后的富溶剂采用中温低压闪蒸，保证装置稳定操作，降低再生酸性气烃含 量；(7) 富溶剂及部分贫溶剂设置过滤设施，以防止溶剂发泡和降解。5.21 干气分离装置总流程设置 50 万吨/年的干气分离装置，用于回收焦化干气和轻烃回收干气中的富乙 烷组分244、。本装置由焦化干气处理部分和轻烃回收干气处理部分组成。本装置的技术特点如 下：(1) 采用两段法变压吸附技术，充分回收干气中的富乙烷组分。(2) 提纯单元采用卖方自主开发的自适应优化控制系统及多塔程序切换系统，可实现 装置全自动化操作，减少人为因素对装置操作的影响。(3) 采用真空解吸，使吸附剂解吸更彻底，提高富乙烷组分的回收率。(4) 采用程控阀的阀检回讯与各步位的压力曲线等条件判断程控阀故障，可准确判断 阀门故障情况，如仪表元件故障、程控阀内漏及执行机构故障等，减少误操作。5.22 催化干气分离装置总流程设置 12 万吨/年的催化干气分离装置，用于回收催化干气中的富乙烷组分。本 装置由原料245、预处理、变压吸附、产品精制以及产品气压缩部分组成。本装置的技术特点如 下：(1) 采用两段法变压吸附技术，充分回收干气中的富乙烷组分。(2) 提纯单元采用卖方自主开发的自适应优化控制系统及多塔程序切换系统，可实现 装置全自动化操作，减少人为因素对装置操作的影响。(3) 采用真空解吸，使吸附剂解吸更彻底，提高富乙烷组分的回收率。(4) 采用程控阀的阀检回讯与各步位的压力曲线等条件判断程控阀故障，可准确判断 阀门故障情况，如仪表元件故障、程控阀内漏及执行机构故障等，减少误操作。(5) 采用湿法脱硫除去半成品气中的硫化氢。(6) 设置脱氧反应器脱除成品气中的氧。5.23 芳烃装置总流程设置 260 246、万吨/年的芳烃联合装置，本装置以重整生成油和化工来的加氢汽油为 原料，生产对二甲苯、苯、甲苯、C9C10 芳烃、燃料气、重芳烃等产品。由吸附分离、异 构化、二甲苯分馏、歧化及烷基转移、芳烃抽提等装置组成。各子装置公称规模如下：吸附分离装置1150 万吨/年异构化装置890 万吨/年二甲苯分馏装置1420 万吨/年歧化及烷基转移装置350 万吨/年苯甲苯分馏装置470 万吨/年芳烃抽提装置280 万吨/年（140X2）可研阶段暂按 UOP Parex 工艺技术（双阀双塔、ADS47 吸附剂）、UOP 环丁砜抽提蒸 馏工艺Sulfolane Process (ED)、UOP Isomar 乙苯脱烷247、基型工艺（I500 催化剂）、UOP Tatoray 歧化及烷基转移工艺（TA32 催化剂）进行编制。5.24 乙烯装置5.24.1 原料及产品 原料：来自上游炼油部分的富乙烯气、富乙烷气、丙烷、烷基化液化气、正丁烷、戊烷油、抽余油、加氢轻石脑油和加氢石脑油（焦化），合计 302.25 万吨/年。产品：装置主要生产 120.41 万吨/年乙烯和 44.09 万吨/年丙烯，同时副产 5.65 万吨/年 氢气、55.82 万吨/年富甲烷气、21.89 万吨/年裂解碳四、43.55 万吨/年裂解汽油和 10.51 万 吨/年燃料油等。5.24.2 装置规模及开工数 装置能力：120 万吨/年乙烯 装248、置年操作小时数为 8000 小时。5.24.3 装置组成本装置暂以XX寰球工程有限公司前脱丙烷前加氢技术为可研编制基础。 本装置由原料预处理、裂解炉单元、急冷单元、压缩单元、冷分离单元、热分离单元、制冷单元、废碱预处理单元以及蒸汽等辅助设施和相关公用工程组成。5.25 裂解汽油加氢（含苯乙烯抽提单元）装置5.25.1 原料及产品原料：来自上游乙烯装置的粗裂解汽油 43.55 万吨/年和氢气 0.44 万吨/年。 产品：8.07 万吨/年裂解碳五、29.45 万吨/年加氢汽油、2.56 万吨/年苯乙烯和 3.91 万吨/年 C9 及重组分。5.25.2 装置规模及开工数100装置能力：45 万吨249、/年粗裂解汽油 装置年操作小时数为 8000 小时。5.25.3 装置组成 本装置暂以XX寰球工程有限公司技术为可研编制基础。 本装置由裂解汽油加氢单元和苯乙烯抽提单元组成。5.26 丁二烯抽提装置5.26.1 原料及产品原料：来自上游乙烯装置的裂解碳四 21.89 万吨/年。 产品：12.96 万吨/年 1,3丁二烯和 8.93 万吨/年抽余碳四。5.26.2 装置规模及开工数 装置能力：13 万吨/年丁二烯 装置年操作小时数为 8000 小时。5.26.3 装置组成 本装置暂以XX寰球工程有限公司技术为可研编制基础。本装置由第一萃取精馏单元、第二萃取精馏单元（包括侧线闪蒸塔）、脱重脱轻精馏250、单 元、水洗回收单元和阻聚剂配置等单元组成。5.27 MTBE/丁烯1 装置5.27.1 原料及产品原料：来自上游丁二烯抽提装置的抽余碳四 8.93 万吨/年、外购甲醇 1.22 万吨/年。 产品：5.29 万吨/年 MTBE、1.92 万吨/年丁烯1。5.27.2 装置规模及开工数装置能力：6/2 万吨/年 MTBE/丁烯1 装置。 装置年操作小时数为 8000 小时。5.27.3 装置组成 本装置暂以催化蒸馏反应技术/超精密精馏技术为可研编制基础。 装置由 MTBE 单元和丁烯1 单元组成。1095.28 HDPE 装置5.28.1 原料及产品原料：来自上游乙烯装置的乙烯 39.72 万吨251、/年、MTEB/丁烯1 装置的丁烯1 4500 吨/年、全厂氢气管网氢气 174 吨/年。 产品：39.23 万吨/年 HDPE。5.28.2 装置规模及开工数 装置能力：40 万吨/年 HDPE 装置年操作小时数为 8000 小时。5.28.3 装置组成本装置暂以本装置暂以以 LyondellBasell 公司的 Hostalen 浆液法工艺为可研编制基础。 装置主要由催化剂制备、聚合、分离、挤出和造粒、己烷回收、丁烯回收等工艺单元组成。5.29 FDPE 装置5.29.1 原料及产品原料：来自上游乙烯装置的乙烯 54.91 万吨/年、MTEB/丁烯1 装置的丁烯1 1.47 万吨/年、全厂252、氢气管网氢气 370 吨/年，外购己烯1 1.34 万吨/年。 产品：42.56 万吨/年 LLDPE、15.00 万吨/年 HDPE。5.29.2 装置规模及开工数 装置能力：60 万吨/年 FDPE 装置年操作小时数为 8000 小时。5.29.3 装置组成本装置暂以本装置暂以 Unipol 先进低压气相流化床工艺工艺为可研编制基础。 装置主要由等原料供给和精制、乙烯精制、反应、树脂脱气、排放气回收、种子床贮存、树脂添加剂处理、挤出造粒等工艺单元组成。5.30 苯乙烯装置5.30.1 原料及产品原料：来自上游芳烃联合装置的苯 62.40 万吨/年和乙烯装置的乙烯 22.44 万吨/年。 产253、品：80 万吨/年苯乙烯、3.08 万吨/年脱氢尾气、2.11 万吨/年苯/甲苯。5.30.2 装置规模及开工数 装置能力：80 万吨/年苯乙烯 装置年操作小时数为 8000 小时。5.30.3 装置组成本装置暂以 SWBadger 的烷基化法乙苯工艺和 SWBadgerTotal 苯乙烯工艺为可研编制 基础。装置主要由乙苯单元和苯乙烯单元组成。5.31 聚丙烯装置5.31.1 原料及产品原料：来自上游乙烯及炼油装置的丙烯 56.66 万吨/年、乙烯 3.34 万吨/年、氢气 0.03万吨/年。产品：60 万吨/年聚丙烯，其中抗冲共聚：均聚：无规共聚产品为 5:4:1。5.31.2 装置规模及254、开工数 装置能力：60 万吨/年聚丙烯 装置年操作小时数为 8000 小时。5.31.3 装置组成本装置暂以 UNIPOL 聚丙烯工艺为可研编制基础。 装置主要由原料供应和精制、丙烯精制、反应系统、树脂脱气、放空气回收、树脂添加剂的处理、挤压造粒等组成。6 自动控制与信息工程6.1 自动控制6.1.1 自动控制水平6.1.1.1 研究范围本项目为新建XX石化 2000 万吨年重油加工工程炼化一体化项目，包括炼油、芳 烃、化工等装置、储运设施、公用工程等。本项目要求采用先进的技术，科学的管理，安 全生产，保护环境，实现良好的经济效益和社会效益。为实现全厂目标，满足工艺装置安全、长周期、优质高效运255、行的要求，采用 DCS 分散 控制系统（DCS）、安全仪表系统（SIS）等监控系统。本章的研究范围是全工程的自动控制系统及相关的控制室设置。6.1.1.2 自动化水平(1) 基本原则 安全第一。人身安全、环境安全、重要设备安全为设计中考虑的首要因素。对于影响安全生产的工艺参数必须设立自动监测，超限自动声光报警，或自动联锁保护。对可能出 现爆炸危险气体泄漏或积聚的场所设可燃气体报警器，可能出现有毒气体泄漏或积聚的场 所设有毒气体报警器。经济合理。以经济效益为中心，选择性能价格比高的控制设备和控制方案，节能降 耗，稳定生产，提高效益。加强信息化建设。采用智能化的仪表设备，提高工艺过程的信息化水平，256、按照先进控 制和优化控制的需求配置现场仪表，控制系统预留至信息系统的接口。自动化水平要达到目前国际上同类石化企业的先进水平。(2) 总体水平本厂采用生产单元集中操作、技术人员集中办公的模式。全厂设一个中心控制室（CCR），工艺装置、公用工程、油品储运罐区在中心控制室控制。依据总平面布置，设置现场机柜室（FAR）或现场控制室（FCR），安装控制系统的控 制站、输入输出机柜以及必要的显示站。码头监控仪表系统安装在码头控制室。 炼油联合装置区、化工装置、储运罐区、公用工程区设 FAR。 本厂工艺流程为连续生产流程，装置多，处理量大，控制系统采用以分散控制系统（DCS）为主体的自动控制系统。各生产装置257、的 DCS 一般独立配置，包括控制器、电源系统、机柜等，以保证各装置在 正常生产和开停工过程中互不干扰。可燃和有毒气体的检测报警功能由独立的安全仪表实现。 为保证安全生产，设安全仪表系统（SIS）和腐蚀检测系统（CDS）。设置机组控制系统（MCS），实现机组的调速、防喘振控制、负荷控制、过程控制、联 锁保护等功能；设置机组诊断系统（MDS），对运转机械设备性能在线连续或定期检测，在 线数据分析、离线评估、故障预测，起到诊断作用，以利于机组安全运行、及时切换、长 周期生产。使用技术先进、性能优越、质量可靠的仪表，达到日常免维护的水平。 为提高仪表维护人员的工作效率，保证仪表处于良好的运行状态，设258、仪表管理系统（AMS）。为提高操作人员的培训效果，设操作培训系统（OTS）。 设油品移动系统（OMS），采用油品管道自动调合技术、油品自动定量装车技术，实现油品储运自动化。为加强环保排放监测力度，对装置的烟气排放采用 CEMS 系统进行在线监测。6.1.2 自动控制系统方案 以工厂过程控制系统和管理信息系统为依托，利用计算机、网络、大数据、新一代移动技术以及人工智能构建智能化石化工厂运行管理模式。 信息工程和智能工厂见 6.2 相关内容。智能工厂系统按照功能划分可以分为三大层次，底层为以 DCS 等控制系统构成操作控 制层(PCS)、中间层为以 MES(生产执行系统)、先进控制(APC)和实时259、优化(RTO)等构成生产执 行层(MES)，上层为企业经营管理层 (ERP)。自动控制系统包括 DCS、SIS、MCS、OMS、MDS、CDS 等系统。它们之间彼此独立，通 过通讯，交换信息，构成完整的过程监控系统，作为操作人员的可视化、智能化工具，帮 助操作员安全、平稳、高效地操作各生产单元。DCS、SIS、MCS、OMS 等系统作为基础监控层，采用 OPC 标准数据接口向全厂数据库 提供基础实时数据，供有关部门使用。6.1.2.1 分散控制系统(DCS)由于本厂生产单元多，控制点多，数据量大，在 DCS 网络结构上，根据生产单元的相 互关系，把 DCS 分成几个域，以便优化通讯方式，减少控260、制总线的通讯负荷，提高通讯速度 。操作关系密切的单元设在同一个域，以便互相交换数据。在中心控制室内，根据生产单元的相互关系，把 DCS 操作站分组，操作关系密切的单 元设在同一个组，以便操作人员的沟通。主要单元的 DCS 控制器应独立设置，避免由于各单元开停工时间不同、检修时间的不 同、DCS 维护时间不同引起误动作。在中心控制室的仪表维护室设仪表设备管理站，用于仪表维护人员观察现场仪表的运 行状态、故障报警情况、远程诊断、远程调校、远程设定等，也用于仪表设备管理，建立 仪表档案本或电子台账。DCS 配置冗余的 OPC 服务器，用于和全厂信息网管理和决策层交换信息，同时也可以 作为实现先进控制261、和优化控制的硬件平台或接口。DCS 系统设系统工程师站，负责 DCS 日常的组态维护。 中心控制室各操作区设专用气体显示报警站。 在操作室设置集中打印机站。在远离中心控制室的装置区设现场控制室，DCS 的控制站、I/O 站安装在现场控制室， 通过冗余的通讯光缆与中心控制室的 DCS 通讯。在现场控制室外操间设显示站，用于协助装置及重要设备的开工与停工，日常供外操 人员浏览工艺运行情况；预留多台操作站的接口。现场控制室机柜间内设置 1 台工程师站，用于装置维护调试，并预留 1 台工程师站的接口。6.1.2.2 安全仪表系统(SIS)SIS 系统为独立的控制系统，负责有关装置的联锁保护。设两个工程262、师站，负责 SIS 的 日常组态维护。主要装置的控制器独立设置，避免由于各装置开停工、检修时间、SIS 维护 时间的不同引起误动作。在远离控制室的装置区设现场控制室，SIS 的控制站安装在现场控制室，在中心控制室 设置远程 I/O 站，与现场控制室的 SIS 通过冗余的光缆通讯。每一设置 SIS 的现场控制室设 1 套工程师站，预留 1 台工程师站接口，用于该区域的 SIS 组态。SIS 与 DCS 通讯，可在相关的 DCS 操作站上显示 SIS 的内容。6.1.2.3 气体检测报警系统（GDS） 可燃气体、有毒气体检测器，在密闭空间或相对密闭空间设置欠氧气体检测器，并将信号接到气体检测系统（263、GDS）系统。GDS 应独立设置。GDS 采用 IEC61508 SIL 认证的可编程电子系统。 在现场机柜室内通过冗余通讯与DCS 连接，通过光缆接至中央控制室。GDS 检测信号、报警信号应在对应工厂操作区 GDS 专用设置的 DCS 操作员站上显示。可燃气体报警、火灾监控报警等与自动火灾报警系统相关的信号应通过冗余通讯或硬 接线送至火灾自动报警系统（FAS）系统。6.1.2.4 机组控制系统（MCS）每套离心/轴流式压缩机组设一套 MCS，宜随机组配套。全厂宜选用同一系列的 MCS。 在现场机柜室安装 MCS 的控制站，在中心控制室设置远程 I/O 站。中心控制室与现场机柜室之间 MCS 264、通过冗余的光缆通讯。MCS 与 DCS 通讯，可在相关的 DCS 操作站上显示 MCS 的重要数据。6.1.2.5 机组诊断系统（MDS）系统为一套计算机综合系统，包括数据采集器、服务器、分析诊断软件等。 机组故障诊断系统的输入信号采自轴系仪表。服务器与工厂局域网连接。工厂局域网上的用户可以浏览 MDS 的画面。可通过 INTERNET 把数据传送到机械故障诊断系统供应商， 作远程诊断分析、技术支持。机组故障诊断系统的数据采集器设在现场机柜室，服务器设在中央控制室。采集器与 服务器之间采用光纤通讯。每个现场机柜室设一套联合装置服务器。6.1.2.6 腐蚀监测系统（CDS） 该系统为一套计算机综265、合系统，包括检测器、数据采集器、服务器、分析诊断软件等。数据采集器、服务器与工厂局域网连接。工厂局域网上的用户可以浏览 CDS 的画面。CDS 的数据采集器设在现场机柜室，服务器设在中央控制室。采集器与服务器之间采 用光纤通讯。每个现场机柜室设一套数据采集器。6.1.2.7 在线分析器维护和数据采集系统（AMDAS） 全厂设置体套在线分析器维护和数据采集系统（AMDAS），采集在线分析器信号，用于自动分析仪的维护、控制以及监测分析仪的性能，并可进行分析器校准、数据记录、统 计分析和报告。6.1.2.8 储运控制系统储运控制系统对油品储存和运输过程进行监控，采用 DCS 作为主要控制系统，可根据266、 需要采用定量装车控制仪、地衡监控系统等设备作为辅助控制系统，或根据安全需要设置专门的 SIS 系统。 以下将说明储运工程的主要自控要求。(1) 罐区监控 储罐工艺参数自动监测，包括储罐液位、温度、压力等工艺参数的自动检测和越 限报警。 储罐上除设置连续液位测量外，还要设置独立的上限或下限液位开关。 储罐油水界面检测及切水控制。 液化气罐区设联锁保护系统，当液位达到高限时关闭进料阀。 储罐油品储量自动计算。(2) 油品调合 采用 DCS 控制，实现油品管道自动调合。采用优化调合控制软件，优化调合配方， 提高产品方案的灵活性，提高积极效益。 每个原料组份设 1 台质量流量计，1 台控制阀；每个调267、合头设 1 台在线近红外分析 仪。(3) 油品装车 汽油、柴油装车采用自动控制定量装车。采用 DCS 和定量装车控制器系统控制，每 个鹤位设 1 台流量计，1 台控制阀，一台防溢流、防静电控制器，1 台批量控制 器。 液化气装车采用自动控制定量装车。采用 DCS 系统控制，每个鹤位设 1 台流量计， 1 台控制阀，1 台批量控制器。汽车贸易计量采用地衡，火车贸易计量采用轨道 衡。 沥青装车采用防溢液位开关监控装车情况，液位到限时定量装车控制仪发出信号 关闭装车阀；汽车装车贸易计量采用地衡，火车装车贸易计量采用动态轨道衡。(4) 燃料气回收及火炬设施 酸性放空气配比控制：酸性放空气流量与配比燃料268、气流量组成比值控制。 火炬点火控制系统，包括各种火炬自动点火、手动点火和火炬成功点燃等模式。(5) 码头库区 码头库区距离厂区约 30 公里，其控制系统相对厂区独立设置。 码头库区生产控制系统采用 DCS，完成储罐工艺参数的检测、报警和联锁保护，储 罐存量计算，阀门控制和状态监视，泵状态监视和启停控制，发球操作，倒罐、 清罐底油、污油回收等操作，导热油炉（加热炉）控制系统数据采集监控等等。 DCS 光纤与厂区 DCS 系统联网。(6) 原油、成品油码头 原油码头和成品油码头的控制系统相对厂区独立设置。 原油码头、成品油码头 DCS 系统，通过光纤与厂区 DCS 系统联网。成品油装船泵设 置在成269、品油罐区，根据调度指令启停。6.1.2.9 公用工程控制系统公用工程为全厂辅助生产单元，采用 DCS 作为主要控制系统。其中的机组或成套设备 如随机配带 PLC 控制系统，可与 DCS 系统以通讯方式实现信息传输。一般不需要设置专门 的 SIS 系统。公用工程单元多数不含可燃气体或有毒气体，但含油污水预处理站单元存在可燃气体 泄露或积聚的可能，循环水场存在氯气泄漏或积聚可能，因此需要在这些单元设置气体检 测探头。消防加压泵站需要设置消防水稳高压控制系统，采用 DCS 实现。根据消防水管网压力 波动联锁启停电动泵或柴油泵，保证消防水管网压力稳定，保证消防用水。6.1.3 主要检测控制方案 工艺装270、置工艺过程和控制复杂，介质存在高温、易燃、易爆、易堵、腐蚀或者有毒等特点。因此，工艺装置对操作安全性要求严格，要求主要工艺参数在控制室内集中指示、 记录、调节，参数越限时声光报警；不需要经常观察的参数，只设就地检测仪表。除用于 联锁者外，其他所有机泵状态均通过通讯接口接入 DCS 显示。为防止恶性事故发生，避免人身伤害、重要设备损坏或环境污染，根据要求设置安全 联锁保护系统。在可能泄漏可燃或有毒气体的场所，分别设置可燃、有毒气体浓度检测器。浓度超限 时，在控制室声光报警（毒性气体浓度超限时在现场也应声光报警）。易发生火灾的场所设 火灾检测器，发生火灾时在控制室声光报警。6.1.3.1 常减压蒸271、馏装置(1) 闪蒸塔液位与换热三支路流量组成串级控制回路。(2) 加热炉进料流量控制：常压加热炉各路流量采用支路平衡控制，常压塔底液位与 减压加热炉各路流量组成支路平衡控制。(3) 加热炉出口温度控制。 加热炉出口温度采用切换开关可以选择与燃料油流量或燃料气流量之一进行串级 控制，另外一路燃料流量定值控制。 燃料气流量控制回路和控制阀阀后压力控制回路组成超驰调节，当阀后压力过低 时，通过高选器，直接调节控制阀开度，以防止管道压力过低。 加热炉燃烧空气流量与燃料油和燃料气流量之和进行比值控制：燃料量为主动 量，燃烧空气量为从动量。根据燃烧空气和燃料量的比例系数，计算出所需的燃 烧空气的流量，作为272、燃烧空气流量控制器的设定值，从而达到最佳的燃烧空气/燃 料比例，保证加热炉的燃烧效率。 通过加热炉出口温度与燃料总量和燃烧空气流量的高低选调控，实现当加热炉燃 料量增加时，先增加预热空气量，再增加燃料量；当加热炉燃料量减少时，先减 少燃料量，再减少预热空气量，以防止加热炉冒黑烟，满足环保要求。(4) 蒸汽发生器汽包液位采用单冲量、双冲量及三冲量可切换的控制方案。(5) 加热炉炉膛全自动内窥动态火焰监视仪，实现火焰强度实时显示，熄火报警。(6) 在线分析仪表的设置 选用氧化锆氧含量分析仪测量加热炉炉膛烟气中氧的含量； 选用干点分析仪测量石脑油干点； 选用馏程分析仪测量减一线的馏程； 常顶回流及产273、品罐、减顶分水罐排水口，设 PH 值分析仪。(7) 在加热炉烟囱设置烟气排放连续监测系统。(8) 安全联锁保护方案： 燃料系统安全保护； 预热系统安全保护； 减顶抽空器安全保护； 水环泵、真空泵等安全保护。(9) DCS、SIS 系统 IO 点数见下表。 表6.11 DCSI/O 点统计表110信号类型数量AI，420mA（冗余）280AI，420mA290AO，420mA（冗余）240T/C410RTD310DI220DO90PI8合计1848表6.12 SISI/O 点统计表信号类型数量AI，420mA135DI210DO100合计4456.1.3.2 延迟焦化装置(1) 加热炉进料流量控274、制：加热炉各路进料分别设有流量定值控制。(2) 设加热炉燃烧优化控制，包括加热炉出口温度与燃料量串级、燃料气与空气的比 例控制、炉子负荷升降与燃料、空气升降循序控制。(3) 加热炉炉管注水流量控制：加热炉炉管每路进料均采取三点注水措施，分别设有 流量控制，每路进料的第一点注水控制阀在炉管进料流量低低时自动联锁全开。(4) 焦炭塔料位检测：每个焦炭塔各设 5 点核料位探测器，检测模拟焦炭塔内料位高度；同时每个焦炭塔各设 5 点表面温度测量，帮助判断焦炭塔内生焦已经达到的位 置，以间接指示焦炭塔内料位。(5) 通过调节塔底洗涤油流量调节循环比。(6) 稳定塔顶压力采用分程控制，分别通过稳定塔顶空冷275、器出口至回流罐管线上控制 阀、回流罐放空管线上控制阀实现。(7) 控制水力除焦部分采用除焦程序控制系统，实现水力自动除焦。111(8) 在加热炉每个独立炉膛辐射室出口设氧化锆氧含量分析仪。(9) 加热炉烟囱设置烟气排放连续监测系统 CEMS。(10) 安全联锁保护方案：1) 加热炉进料泵安全保护；2) 加热炉安全保护；3) 富气压缩机机组安全保护；4) 封油系统安全保护。(11) DCS、SIS 系统 IO 点数见下表。 表6.13 DCSI/O 点统计表信号类型数量AI，420mA（冗余）288AI，420mA970AO，420mA（冗余）258T/C200DI300DO120RS4858合276、计2146表6.14 SISI/O 点统计表信号类型数量AI，420mA150DI805DO636RS4851合计15926.1.3.3 蜡油加氢处理装置(1) 原料缓冲罐液位和进料量组成串级控制。119(2) 反应系统压力控制：反应系统压力的基准控制碘设在冷高压分离器上，通过调节 新氢补入量来控制其反应系统压力。(3) 反应器温度控制：反应器的入口温度通过控制反应进料加热炉的出口温度实现； 反应器各床层的温度通过控制该床层的冷氢注入量实现。(4) 热高压分离器液位监控：根据热高压分离器高温高压临氢同时存在的苛刻操作条 件，采用两个可切换的差压液位计分程调节去热低分器的两台控制阀，控制热高分 277、的液位；设置多重液位检测和保护手段，可靠监控热高压分离器液位。(5) 冷高压分离器液位监控：设置多重液位检测和保护手段，可靠监控冷高压分离器 液位。(6) 分馏塔进料加热炉出口温度与加热炉燃料气的压力组成串级控制。(7) 分馏塔和汽提塔塔顶温度与塔顶回流流量组成串级控制。(8) 在加热炉烟道设置氧化锆氧含量分析仪；在循环氢压缩机出口设置氢浓度分析仪 和硫化氢含量分析仪。(9) 安全联锁保护方案：1) 0.7MPa 自动/手动紧急泄压联锁停车；2) 新氢压缩机安全保护；3) 高压进料泵安全保护；4) 反应加热炉安全保护；5) 热高压分离器液位/界位低低保护；6) 冷高压分离器液位/界位低低保护；7) 循环氢脱硫塔低低液位和液力透平超速保护。(10) DCS、SIS 系统 IO 点数见下表。 表6.15 DCSI/O 点统