1、重质油深加工及配套项目建议书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203可行性研究报告编制单位及编制人员名单项目编制单位：XX工程咨询有限公司资格等级： 级证书编号：（发证机关：中华人民共和国住房和城乡建设部制）编制人员： XXX高级工程师XXX高级工程师XXX高级工程师XXXX有限公司二XX年XX月XX日 目录第一章项目编制的依据和原则- 4 -1项目编制依据- 4 -2 编制原则- 4 -第二章项目背景、投资意义及市场需求- 5 -1、 企业概况- 5 -2、 项目背景- 2、5 -第三章 项目建设的范围及市场分析- 9 -1项目建设范围- 9 -2. 市场分析- 10 -第四章产品方案与生产规模- 28 -1主要产品名称、质量标准- 28 -2主要技术经济指标见表4-8- 35 -3原料及辅助材料供应- 36 -4 建设规模方案- 37 -第五章全厂总流程说明及主要工艺装置- 41 -1全厂总流程说明- 41 -2主要工艺装置- 41 -2.6.4物料平衡- 129 -2.6.5工艺技术选择- 129 -.1工艺技术路线选择- 129 -.2工艺流程简述- 131 -2.7.4物料平衡- 137 -2.7.5工艺技术路线选择- 137 -2.7.6 工艺流程简述-3、 137 -2.7.9装置能耗- 139 -2.825万吨/年聚丙烯装置- 139 -装置组成- 140 -原料及产品性质- 140 -.1 原料- 140 -（1） 精丙烯- 140 -产品性质- 141 -2.8.4 催化剂性质- 143 -工艺流程简述- 147 -主要设备特点- 151 -消耗指标及能耗- 151 -.1 消耗指标- 151 -第六章 总图运输- 153 -1 总图- 153 -月平均最高气温 34.0- 154 -24小时最大降水量 561.3mm（1993年8月21日）- 154 -第七章消防、环保、安全、职业卫生- 164 -1消防- 164 -30米曲臂登高消防4、车1辆- 166 -2环境保护- 166 -2.5设计采用的环境保护标准- 171 -环境质量标准- 171 -3 职业安全卫生- 171 -3.2 职业危害因素分析- 172 -火灾、爆炸危险因素分析- 172 -第八章企业组织及定员- 174 -第九章项目实施规划- 176 -1建设周期规划- 176 -2 项目实施规划进度- 176 -第十章 投资估算与资金筹措- 177 -1 建设投资估算- 177 -工程费用估算- 177 -2 总投资估算及资金筹措- 180 -第十一章 技术经济评价- 183 -1) 财务评价依据的文件- 183 -2) 财务评价的范围- 183 -3) 财务评价5、基础数据- 183 -4) 财务评价价格体系- 184 -5) 总成本费用- 185 -6) 营业收入和营业税金及附加- 185 -7) 盈利能力分析- 185 -8) 清偿能力分析和财务可持续能力分析- 185 -9) 不确定性分析- 185 -10) 财务评价结论- 186 -第十二章 结论及建议202第一章项目编制的依据和原则1项目编制依据xx控股发展有限公司关于编制“300万吨/年重质油深加工及配套项目”的项目建议书的委托合同。2 编制原则2.1 按照市场经济原则论证拟建项目的竞争性、经济性、可行性。2.2 采用先进、成熟、可靠的工艺技术和设备，并尽可能采用先进技术，确保装置技术先进，6、经济合理，操作可靠，产品质量合格，为装置安全、长周期平稳运行创造条件。2.3 总图布置尽量布置紧凑，减少占地面积。2.4 充分考虑节能措施，使能耗指标达到国内先进水平。2.5 采用国产DCS控制系统。设置中心控制室，以实现所有生产装置和生产管理系统集中控制；2.6 认真执行国家、海南省、临高市有关环境保护、消防与劳动安全卫生等有关法规、规定，坚持环保、劳动安全卫生与主体工程“三同时”的方针，力求减少三废排放，杜绝污染。2.7 除必须引进的关键设备外，其它设备均立足国产，项目建设尽量做到节约投资。2.8 所需项目建设资金按30%自筹，70%银行贷款考虑。第二章项目背景、投资意义及市场需求1、 企7、业概况为了加快海南的经济发展，海南省政府于2005年2月2日决定成立xx发展控股有限公司，公司总部设在海南省海口市，是海南省重大项目的投资主体和融资平台。经过3年多的快速发展，截止2007年底，公司资产总额达147亿元人民币。 公司内设项目发展部、资产管理部、土地运营部、综合部、财务部和审计与风险管理部六个部门。下辖全资企业有：海南省燃料化学总公司、海南海控置业有限公司、海南鹿回头度假村有限公司等；参股、控股企业有：新华航空控股有限公司、海南洋浦发展有限公司、中国南方电网有限责任公司、中海石油海南天然气有限公司、粤海铁路有限责任有限公司、海口美兰国际机场有限责任公司、海南八所港务有限公司、国投8、洋浦港有限公司等。 xx发展控股有限公司作为海南省重大项目的投资主体和融资平台，致力于按市场规则运用和运作政府专项资金、资源及信用，发挥海南重大项目孵化器和推进器的作用，通过有效的孵化、撬动，推进省内重大项目实施，带动省外资金投资海南，促进海南经济的发展。 自公司成立以来，通过开展与国家开发银行签订50亿软贷款协议、重组海南洋浦发展有限公司、入资新华航空控股有限公司、化解粤海铁路有限公司危机、省财政金融信托大厦续建工程、海南LNG项目、西环铁路提速改造工程和海南东环铁路工程等投融资项目，着力推进海南重大项目的实施。 2、 项目背景石油化工行业是我国国民经济的支柱产业之一，随着我国经济的快速增长9、，目前石油资源有60%以上依靠进口，产品的需求量也在逐年增长，海南省对石化产品的需求旺盛，因此，本项目的经济大环境是非常有利的。临高金牌港经济开发区是海南省五个省级经济开发区之一，地处海南省西部工业走廊，是xx发展工业的重点区域。区内的金牌港是天然良港，岸滩稳定，水深条件好，适合建造超级泊位和深水泊位群。开发区内有工业储备地有待开发，发展工业项目具有得天独厚的资源优势。开发区内的土地开阔平坦，大部分是旱地，仅有少量水田。常住人口仅有1000多人，搬迁后开发区呈半岛型，便于封闭开发管理。按照金牌港开发区的总体规划，xx控股发展有限公司拟建于开发区的东北角。厂址北临琼州海峡、东靠红牌港码头。该厂址10、区位条件优越、自然条件良好、交通及施工条件便捷、有利。本工程用地为金牌港开发区规划的工业用地，其中：一期工程用地45万平方米，二期项目预留用地105万平方米，合计150万平方米。厂址及其周围防护距离范围内无居民区。根据目前掌握的信息，拟建厂址周围没有风景区、文物古迹、自然保护区、矿藏区、水源地及养殖区，无机场净空要求、无重要军事设施。金牌港开发区的土地已全部办理完征用手续，并全部收归海南省政府手中作为工业发展储备用地。本项目可依托新加坡PRM公司即将新建的造船项目的码头或就近新建专用码头进行原料的卸船和成品油的转运。根据修造船项目业主新加坡PRM公司的要求，区政府准备建设工业供水、道路等基础设11、施条件，形成了建设方案，日供水规模可达2.5万吨，本项目正常工业新鲜水日用量约2000吨，最大日用水量在10000吨以内，工业新鲜水基本可以依托该供水设施。临高已建成35KV变电站两座，110KV变电站两座。本项目用电来自开发区外部的龙力变电站，为本项目的进入将提供部分系统配套的保障，有利于节省项目的投资，本项目用电（装机）总负荷约28000kW。金牌港口是天然深水港，海域水深湾阔无淤，岸滩稳定，深水岸线长，适于建造超级泊位和深水泊位群，可建35万吨级油轮泊位的水深距离海岸仅2公里，建港条件好。金牌港2.5万吨级杂货码头主体工程已建成，港区距高速公路出口仅5公里且铺设柏油路面。厂址位于海南临高12、县博厚镇龙富村北边约1.2公里处的红牌经济开发区，南距临高至马袅公路约7公里，有简易公路直达。西线高速公路金牌出口至开发区南界5.6公里，公路等级为二级。海口、三亚机场均有通往全国各地的航班。项目选址在位于海南临高县北临琼州海峡，临靠海南红牌港码头，海南地区临近中海油田，天然气资源丰富，锅炉燃料除自产干气外可采用天然气。项目建设条件好，融资措施、原（辅）材料落实。厂址自然条件、地理位置、交通运输及当地施工协作条件对项目建设都是有利的。临高是传统的农业县，经济基础薄弱，工业化水平低，财政收入低。要做大经济总量，扩大税源，出路在于发展工业，而临高工业的出路在于金牌港经济开发区。海南省政府将加大对金13、牌港经济开发区基础设施建设的投入，改善开发区的基础设施条件，增强开发区招商引资的吸引力。进行重质油深加工及配套项目的建设，可以向地方提供具有价格优势的优质燃料和较充足的化工原材料，项目的经济效益显著，社会及环境效益良好。项目实施后对缓解本地区的民用液化石油气和化工用油的供需矛盾将起到一定的作用，而且会给建设者带来可观的经济效益，同时也进一步增加地方的财政收入。带动地区产业经济，形成特色石化产业群。从高残炭重质燃料油的二次转化技术看，延迟焦化及配套轻质油品加氢技术路线是目前较为成熟的可靠路线，而渣油加氢路线及渣油气化路线受反应器技术、催化剂技术等条件的制约，进口设备比例高，建设周期长，投资大、经14、济效益不明显，因此该项目选择渣油延迟焦化路线，配套建设焦化汽柴油加氢、焦化干气制氢、污水汽提、硫磺回收等装置。综上所述，针对地区经济环境和地理优势，建设一个以300万吨/年燃料油为原料的延迟焦化装置和DCC装置为主体装置及全厂配套工程是很有必要的，产品质量符合国家质量标准，市场前景良好，具有良好的经济效益。第三章 项目建设的范围及市场分析1项目建设范围本项目建设的范围为厂区围墙以内的工艺装置和配套的总图运输、油品储运、公用工程及辅助生产设施等，以及厂区外周边相关的总图竖向、污水处理、油品储运和装卸等相关工程。一期工程占地45公顷。主要包括一套180万吨/年延迟焦化装置、160万吨/年DCC装置15、及配套的产品气体精制装置、90万吨/年气体分馏装置、70万吨/年重整装置、100万吨/年加氢精制装置、10万吨/年MTBE装置、25万吨/年聚丙烯装置、5万吨/年硫磺回收装置、50万吨/年酸性水汽提装置、原料罐区和成品罐区以及单元内的水、电、汽、风的相关的公用工程设施建设。本项目工程建设投资449583万元。新建30000m3拱顶罐4台作为M-100燃料油原料储罐，甲醇储罐2台，单台容量2000m3容量；燃料油储罐6台，单台容量5000m3容量；MTBE储罐2台，单台容量1000m3；溶剂油储罐4台，单台容量5000m3；液化气球罐4台，单台容量1000m3；苯储罐，2台，单台容量1000m316、；甲苯储罐2台，单台容量500m3；二甲苯储罐2台，单台容量500m3；中间原料罐2台3000m3和2台1500m3。产品出厂按公路和水路运输分别出厂考虑，其中水路出厂只考虑溶剂油，设置一个成品码头，根据各产品的年产量，公路出厂的产品汽车装车设施共设22个装车位，苯、甲苯、二甲苯各设2个装车位，溶剂油设4个装车位，工业燃料油（DCC油浆）设4个装车位，液化石油气设2个装车位，MTBE设1个装车位，硫磺出厂设2个装车位，石油焦在焦池处设2个装车位。原料（燃料油和甲醇）船运进厂，码头设有两个装卸鹤位。硫磺的出厂设施在硫磺回收装置区，液氨的储罐（2个200m3罐）和出厂装车设施（1个装车位）就近布置17、在酸性水汽提装置。新鲜水正常用量360t/h，最大新鲜水供水能力600t/h，循环水的供水能力25000t/h，锅炉房供汽能力为265t/h，燃料为自产干气，同时配套有全厂总变电所、中心控制室和化验室等公用工程和系统配套工程。2. 市场分析本项目拟采用延迟焦化、产品加氢精制等工艺流程，主要产品有燃料油、液化石油气、溶剂油、硫磺、石油焦等，从国内总体供需平衡看，大部分产品均属国内短缺产品。1) 燃料油2006年我国燃料油产量为2265万吨，进口量2793万吨，出口量256万吨，表观消费量4802万吨，同比增加3.6。未来随着采掘、冶金、电力等高能耗产业结构的不断调整以及替代燃料的快速发展，国内燃18、料油需求会呈逐步下降趋势。2010年我国燃料油需求量将到4360万吨左右，2020年可能减少到3825万吨左右，随着国内对油品轻质化要求不断提高以及节能降耗政策的大力实施，产量的增幅将明显下降。由于需求的不断减少，国内燃料油对外依存度将有所降低。(1) 供需概况2006年燃料油产量为2265万吨，进口量2793万吨，出口量256万吨，表观消费量4802万吨，同比增加3.6。表观消费量的增加主要来源于净进口量的增加。由于对进口直馏燃料油进行深加工存在利润空间，2006年燃料油净进口量有所增加。20012006国内燃料油产量年均增长3.9。(2) 中国燃料油生产现状中石化和中石油燃料油产量分别为719、29万吨和517万吨。两大集团产量占全国总产量55。表 3-3 主要燃料油生产企业 万吨企业20052006大连西太平洋石化公司164169山东华星石油化工集团公司140153泰州陵光石化集团94135中海油宁波大榭石化有限公司13199陕西延长石油有限公司8180佛山中油高富石油有限公司7776中海油湛江燃料油有限公司4969中石化上海石化股份有限公司7269中石化燕山分公司6964中石化镇海炼化有限公司6762前10名小计944978全国总产量22612265(3) 进出口现状表3-4 燃料油进口现状 万吨进口量消费量进口依存度20043054497561.420052601463456.20、120062793480258.22006年我国进口来源国位于前3位的是韩国、俄罗斯、新加坡，进口量分别为743万吨、465万吨、290万吨，分别占进口总量的26.6、16.6、10.4。燃料油进口主要集中在华南、山东、江浙沪等地区，各占进口总量的48、23、17，其他地区合计占总量的12。其中广东省进口量为1360万吨。(4) 中国燃料油消费现状我国燃料油主要消费地区集中在华南、华东地区，其中广东消费量约占全国总的25，山东约占20，其次是江苏、浙江、辽宁等。目前燃料消费集中在电力、运输、石油化工、建材等领域。近几年，我国水路货物周转年均增长10以上，2006年我国共完成水路货运量24.4万21、吨，货物周转量53908亿吨公里，比2005年分别增长11、8.5。航运市场的蓬勃发展使船用燃料油消耗量有所增加。(5) 燃料油需求预测根据国家电力工业发展规划，燃油发电机组不是未来电力行业的发展方向，电力行业对燃料油的需求呈下降趋势。预计2010年和2020年电力行业燃料油消费量分别为1050万吨和950万吨。交通运输行业的燃料油需求量随着水上运输业的发展而增长，主要通过船舶大型化和轮船主机效率改造来节约替代，但这部分节约余地较小。预计20102020年，交通运输行业对燃料油的需求将上升到13001500万吨。中国城市化率已经由改革开放之初和18上升到43，但我国城市化发展的空间还很大，城市22、化进程的加快促进了建材行业的发展，建材行业在20052010年可以保持8左右的增长速度，20102020年增长速度为67。未来15年建材行业对燃料油的需求为550720万吨。石油化工行业的燃料油消费将会通过替代和节约两条途径来降低。预计2010和2020年，该行业燃料需求量分别为910万吨和680万吨。冶金行业以天然气代油、以煤代油，以及回收利用副产气技术节约燃料油的进展明显。未来冶金行业受到国家宏观调控政策的影响，发展速度受到限制，特别是能耗在大幅下降。2010年冶金行业对燃料油需求为150万吨。2020年下降到几十万吨。综上所述，2010年我国燃料油需求量将达到4360万吨，2020年进一23、步减少到3825万吨。2) 液化石油气(1) LPG供需现状2006年我国液化石油气产量达到1745万吨，进口量537万吨，表观消费量2267万吨。预计未来我国LPG消费的增长点将会转移到小城镇和农村地区，同时，部分工业用户的用量会有所增加。2010年和2015年国内LPG需求量将达到2700万吨和3950万吨。表3-5 国内LPG供需情况 万吨年份产量进口出口进口依存度%表观消费量增长率%200010094822321489920011065489232155242002119062656361760132003133963723219731220041472641330211072005124、5426143292154220061745537152322675(2) LPG进口状况国内液化气消费量保持逐年小幅上升，虽然国内产量逐年提高，但国产气不能充分满足需求，产量约占总消费量的6777。2006年进口LPG435万吨，比上一年减少12.5。从中东地区进口份额已经从2002年的54.4提高到2006年的69。进口LPG主要来源为阿联酋、沙特、伊朗、澳大利亚、科威特等。主要进口的省份为广东、浙江、江苏，三省合计占总进口量的88。其中广东为71。LPG进口贸易由少数进口商控制。其中深圳华安所占比例为23.3，浙江中油华电所占份额16.1。(3) 消费结构全国民用液化石油气消费占全国总量25、的64，工业用量占总量27。(4) 需求预测未来，居民用液化气仍然是消费主体，但民用LPG所占比例将缓慢下降。目前，天然气已经在大中型城市对民用液化气造成极大冲击，今后10年，天然气在民用领域对液化气的替代将更加明显。液化气消费约27集中在工业领域。随着我国经济的快速发展，工业用气也逐步增加。预计20102015年工业用气在消费总量所占比重上升到30。车用液化气的需求也在增长。2006年使用LPG的车辆大约16万辆，年消耗液化气80万吨。预计2010年车用LPG达到120万吨。总体来说，液化石油气需求呈上升趋势。但增速有所下降。预计2010年液化气需求约2700万吨，2015年需求约2950万26、吨。3) 石油焦(1) 石油焦供需现状延迟焦化作为主要的渣油加工手段，随之而来的是越来越多的石油焦投放到市场。我国石油焦产量稳步增长，2000年产量452万吨，2006年产量1098万吨，年均增长15.9。我国石油焦表观消费量从2000年322万吨上升到2006年942万吨，年均增长19.6。石油焦主要应用于电解铝、钢铁、工业硅、CFB锅炉等，其中电解铝行业为最大的消费领域，约占国内总消费量的61。由于我国石油焦产量较充裕，部分产品出口到海外，2006年净出口量为156万吨。表3-6 石油焦消费概况 万吨年份产量进口量出口量表观消费量20014862116034620025081287855827、2003603126846452004735831226962005968632058262006109881237942(2) 石油焦的生产能力2006年，国内有30多家石油焦生产企业，延迟焦化装置加工能力为5700万吨，生产石油焦1098万吨。表3-7 石油焦生产的主要厂家 万吨企业名称2005产量2006产量中国石化金陵分公司8089中国石化镇海炼化7787中国石化茂名分公司4165中国石化扬子石化5762中国石化齐鲁分公司4955中国石化广州分公司2842中国石油锦州分公司3241中国石油抚顺分公司4140中国石油锦西分公司3940中国石化安庆分公司3036前十名小计475559占总产28、量比例4951全国产量合计9681098(3) 产品进出口分析2006年进口石油焦81万吨，进口主要来自中东地区，沙特和伊朗的进口量占总进口量51，其次是中国台湾，占总进口量24。2006年出口石油焦237万吨，出口量大于进口量，国内的石油焦略有富余、(4) 石油焦需求预测预计2010年和2015年全国原油加工量分别为4.08亿吨和4.99亿吨，2010年石油焦产量为1570万吨，2015年产量达2090万吨。电解铝是石油焦消费的最主要领域。根据国家电解铝工业规划，我国的电解铝生产要自给自足，预计20062010年电解铝需求年均增长率16左右，之后发展速度会放缓。钢铁行业是石油焦消耗较大的领域29、。20002006年，钢产量年均增长22，预计2010年钢产量将达到6亿吨，2015年接近6.5亿吨。预计2010年国内石油焦需求量为1450万吨，产量稍大于需求量。2015年国内石油焦需求量为1840万吨。4）聚丙烯（1）聚丙烯生产能力及用途聚丙烯（Polypropylene简称PP）是世界上五大通用热塑性合成树脂之一，是主要的通用塑料产品之一。聚丙烯树脂具有原料来源丰富、力学性能均衡、抗冲击性优良、良好的耐化学药品性、透明性、电绝缘性、耐应力开裂性和耐磨性、易加工等优点，可以在110温度下长期使用。聚丙烯增强制品具有良好的物理机械性能，可作为工程塑料使用，可制成注塑和挤出制品、纤维和薄膜，30、广泛应用于汽车、电器、日用品、家具和包装等产业部门。世界聚丙烯产业的发展趋势：原料来源不断拓宽；聚丙烯产业将向国际化、集团化发展；中东和亚太地区将成为聚丙烯产能扩增的主要地区；聚丙烯单线能力增长将会使局部地区产能过剩；亚洲地区贸易量占世界贸易量的比例呈上升状态，而北美及西欧地区的贸易量占世界贸易量的比例呈逐年下降的趋势。2010年世界聚丙烯生产能力、产量和需求量将分别达到5758.0万吨/年、5262.4万吨和5266.4万吨，年均增长率分别为5.1%、5.6%和5.6%。2010年前，亚洲地区聚丙烯仍将快速发展，生产能力和产量年均增长速度分别为4.4%和5.1%，但低于年均6.6%的需求增长31、速度，以致亚洲地区仍将是世界聚丙烯最大的净进口地区。世界聚丙烯主要用于生产注塑成型制品，其中货物周转箱、工业零配件是其主要用途。聚丙烯各个应用领域的需求量持续增长。从世界总体上看，纤维对聚丙烯的需求增长最快，年均增幅为6.8%；其次是吹塑制品，年均增长速度为6.7%。我国聚丙烯树脂的生产始于20世纪70年代，首先在兰州炼油厂建成了年产5000吨的聚丙烯树脂生产装置。随后国内引进了几套先进聚丙烯技术和设备，相继建成了燕山、扬子、辽阳等一批大中型聚丙烯生产装置，产量不断大幅增加，使我国聚丙烯树脂的生产进入了飞速发展阶段。这期间各地还建成了一大批小本体法聚丙烯生产装置，对缓解供求矛盾发挥了一定的作用32、。2005年，上海赛科石油化工有限责任公司和山东海创精细化工有限公司等新装置建成投产，以及部分装置改扩建完成，国内聚丙烯生产能力达到586万吨/年左右，产量523万吨，装置平均开工率为89.2%。目前国内聚丙烯生产企业超过80家。其中连续法生产装置主要采用日本三井油化的Hypol工艺和HIMONT的Spheripol工艺；间歇法小本体装置为国内技术，产品质量稳定性差，牌号少，消耗高。由于国内聚丙烯具有旺盛的需求和巨大的缺口，为世界过剩的聚丙烯生产能力提供了消化市场。2003年国内聚丙烯进口量273.4万吨，2005年进口量达到302.3万吨。2005年，国内聚丙烯进口主要来自韩国，进口量85.33、1万吨，占总进口量的28.2%；其次来自台湾省，占总进口量的17.6%。另外还来自新加坡、美国、泰国、印度、日本、沙特、马来西亚、比利时等国家。在全国各海关中，从广东各海关进口的聚丙烯数量最多。国内聚丙烯进口以来进料加工贸易方式为主；其次为一般贸易方式。从2003年开始，以来/进料加工贸易方式进口量快于一般贸易方式进口量的增长，2005年进口比例达到61.4%，较2003年提高9.5个百分点。国内来进料加工贸易量的增加主要是国内塑料制品及相关产品出口大幅增加，其中是很大一部分采用加工贸易方式所致。聚丙烯通用料拉丝制品（塑编袋、篷布和绳索等）是聚丙烯最大的消费领域，2000年前消费量占总消费量的34、60%以上。近年来，因聚丙烯注塑制品和包装薄膜的发展逐步改变了国内聚丙烯的消费结构，用于拉丝制品的比例逐渐降低。2005年，编织制品占总消费量的52.4%，但仍是聚丙烯最大的消费领域；其次为注塑制品占18.2%，薄膜占14.1%，纤维占9.7%，管材板材占4.2%，其它占1.4%。聚丙烯编织袋在很大程度上取代了传统的麻袋、布袋、纸袋等包装材料，广泛用于水泥、粮食、化肥、农产品、化工产品等基本生产资料和生活资料的包装、储运。近年来，国内农业生产受天然条件和自然灾害等因素的影响，粮食产量增长缓慢。加上产业结构调整，退耕还林、退耕还草等，对聚丙烯树脂的需求会有一定影响。编织制品是目前国内聚丙烯树脂最35、大的消费市场。2005年，国内聚丙烯编织袋产量达到221万吨，聚丙烯在编织制品领域的消费量431.2万吨，占总消费量的52.4%。国内聚丙烯注塑制品主要应用于各种小家电、日用品、玩具、洗衣机、汽车和工具、周转箱的生产中。聚丙烯注塑制品在国内制造中的应用将会越来越广泛，需求量不断增加。国内是当今世界最大的洗衣机生产国，生产能力和产量均居世界第一位，洗衣机的内桶、脱水桶和外壳均可用注塑级嵌段共聚聚丙烯树脂制造。同时我国也是世界上最大的电视机、电冰箱等家用电器的生产国。由于人力资源丰富而且便宜，国内生产的各种小家电产品和日用品在国际市场上颇具竞争力，其生产发展迅猛。国内正日渐成为世界上最大的制造业中36、心。聚丙烯树脂在汽车行业中的应用也将快速上升。2005年国内汽车年产量达到507万辆，其中轿车的比例逐年提高。汽车行业的发展对国民经济整体发展的推动作用十分明显，是国民经济的支柱行业之一，发展前景很好。薄膜是近年来国内聚丙烯专用料需求增长速度很快的领域。聚丙烯薄膜主要有BOPP、CPP等，广泛用于印刷（标签等）、涂布、香烟及食品和农副产品包装袋、真空镀铝、电容器等领域。近年来，国内BOPP发展势头很热，新建的生产线达30多条，新增生产能力近60万吨/年，生产能力年均增长率高达50%，而年均需求增长率为12%左右。尤其是近年来引进投产的高速生产线，使生产能力大幅增加，致使BOPP行业市场竞争激烈37、，产品过剩，企业经济效益下降。若近期内这种局面不能改善，恐怕将直接影响BOPP行业整体生产的发展和下游消费市场的发展。与BOPP薄膜相比，CPP薄膜具有加工设备简单、单位面积成本低的优势，而且其抗刮性和包装机械性能良好，因而在包装领域占有重要地位。尤其在各种食品包装及外包装方面，CPP薄膜与BOPP、BOPET等薄膜复合使用，效果良好，发展前景十分乐观。近年来，聚丙烯纤维应用发展迅速，已超越尼龙纤维（锦纶）而成为合成纤维的第二大品种，尤其是膨体连续长丝（BCF丝）、超细旦丙纶丝等，在包括服装、装饰用品、地毯和卫生制品等应用领域不断拓宽，新技术新产品不断问世。2005年聚丙烯在纤维领域消费量8038、.0万吨，占总消费量的9.7%。聚丙烯管材/板材广泛用于农业灌溉、食品包装、建筑装饰、汽车、化工等领域。聚丙烯管材具有重量轻、耐腐蚀、不结垢、使用寿命长等特点。其产品分为均聚聚丙烯（PP-H）、嵌段共聚聚丙烯（PP-B）和无规共聚聚丙烯（PP-R）。由于PP-H管材在低温下的脆性限制了其使用，逐渐被PP-B、PP-R管材所取代；PP-B管材主要用于冷水系统、地面采暖系统，而PP-R管材的应用则更为广泛。2005年国内聚丙烯管材生产能力30万吨/年，产量约14万吨。2005年聚丙烯在管材/板材领域消费量34.6万吨，占总消费量的4.2%。（2）市场分析中国各地区间经济发展的不平衡，文化背景和消费39、习惯的差异，造成了聚丙烯树脂的区域性消费差距，广东、江苏、浙江、上海等沿海经济发达的省市是中国聚丙烯消费的主要地区。“长三角”和“珠三角”是国内塑料加工的聚集地，塑料加工企业的数量多，总生产能力大，因此，国内聚丙烯消费主要集中在中南和华东地区。2005年国内聚丙烯消费量823.1万吨，其中中南和华东地区的消费量分别为350.6万吨和315.2万吨，分别占总消费量42.6%和38.3%；其次为华北和东北地区，分别占6.2%和5.7%；而西南和西北地区分别占4.8%和2.4%。2005年聚丙烯区域市场消费结构见表3-8：表 38 2005年聚丙烯区域市场消费结构 细分市场数量比例东北地区47.0540、.7华北地区51.06.2华东地区315.238.3中南地区350.642.6西南地区39.54.8西北地区19.82.4合计823.1100.0中南地区(河南、湖北、湖南、广东、广西、海南六省)聚丙烯市场容量为350.6万吨，占全国总量的42.6%。该区域聚丙烯市场主要集中在珠三角。该区域市场容量最大，进口产品的用量也较大，需求覆盖聚丙烯所有应用领域，主要市场是注塑、BOPP，并且是透明聚丙烯的最大市场。中石化茂名分公司、中石化广州分公司、中石化上海石化公司、扬子石化公司、中石化齐鲁石化公司、上海赛科石油化工有限责任公司产品是主要供应商。中南地区聚丙烯产品的生产中来料加工和进料加工的比例很大41、，中间商以家族式管理为主，自有资金雄厚，但运作不规范，稳定性较差，终端用户加工规模大，设备先进。黄埔、汕头、广州、拱北以及深圳是该区域的主要进口港口。中南地区市场价位在全年大部分时间里处于相对于其他区域市场较高的价位。广东顺德乐从已成为中南地区最大的塑料专业市场，是仅次于浙江余姚的全国第二大塑料专业市场。乐从塑料市场的价格行情已经成为业内人士的决策依据之一，成为中南塑料行业的“晴雨表”。（3）替代产品分析聚丙烯主要用于生产编织制品、注塑制品、薄膜、纤维、管材板材等。随着工艺的改进和新型催化剂(尤其是茂金属催化剂)的开发应用，市场上出现了全新的聚丙烯品种。与传统聚丙烯相比，它们在抗冲击、刚性、透42、明性、光泽、阻隔性能等方面的优势，不仅在传统聚丙烯应用领域发挥作用，而且也向其他应用领域渗透。目前，聚丙烯新产品的开发主要包括高熔体强度、高透明、高结晶度、高流动聚丙烯等，这些产品广泛应于包装、汽车、家电和建筑等产业。聚丙烯可以部分替代聚碳酸酯、ABS、尼龙、聚酯和钢铁等的应用。预计到2010年，国内聚丙烯将新增生产能力500万吨/年左右，届时国内聚丙烯树脂生产能力将达到1072万吨/年，2015年可达到1580万吨/年。根据国民经济发展现状（GDP）及发展趋势，依据聚丙烯下游相关行业供需预测，采用弹性系数法以2005年数字为基准预测2010年和2015年需求。预计2010年国内聚丙烯树脂需求43、量将达到1260万吨，2015年需求量将达到1740万吨。2005-2010年期间，国内聚丙烯年均需求增长率为8.9%，2010-2015年为6.7%。国内聚丙烯消费结构预测见表3-9：表 39 国内聚丙烯消费结构预测 万吨，%细分市场2005年2010年2015年05-10 增长率10-15 增长率数量比例数量比例数量比例编织制品431.252.4571.245.3720.041.45.84.7注塑制品149.818.2270.021.4410.623.612.58.7薄膜116.014.1186.014.8258.014.89.96.8纤维80.09.7135.810.8196.011.344、11.27.6管材板材34.64.275.86.0121.87.017.010.0其它11.51.421.21.733.61.913.09.6合计823.1100.01260.0100.01740.0100.08.96.7由于基础建设和重点工程投资的增加，水泥等包装用量增加势头不减。因此，聚丙烯编织制品市场仍将会进一步增长。今后编织制品将向大型、重型化包装袋和小包装袋两个方向发展。预计2010年聚丙烯在编织制品领域需求量将达到571.2万吨，年均需求增长率为5.8%。注塑制品的需求量将增加，但因洗衣机目前的产量已接近饱和，增长趋缓。而随着国内汽车产量的不断增长，汽车生产技术的不断更新以及国产配45、套零部件比例的不断上升，该行业对共聚聚丙烯注塑料的需求量将快速增长，拉动注塑制品的需求。此外，聚丙烯用于生产塑料家具、办公用品、日用品的需求也将会快速增长。预计2010年聚丙烯在注塑制品领域需求量将达到270.0万吨，年均需求增长率为12.5%。随着BOPP膜工艺技术的发展，BOPP膜生产趋于高速化、高产量、自动化水平更高和幅宽更大的方向发展，其整个工业在改革产品质量、开发新产品、降低生产成本的同时，BOPP的应用也正朝着多元化、高质量和非对称复合品种的方向发展，如抗静电膜、易印刷膜、易撕裂膜、易热封膜、多孔性无机充填膜和多层共挤高阻隔膜在内BOPP功能膜。在国内用量增加的是阻气、保鲜功能较好46、的共挤膜、涂布膜复合膜等。另外，一些大型的、资金雄厚的上游公司和下游公司也看好国内BOPP市场，纷纷投资加入竞争行列。预计2010年聚丙烯在薄膜领域需求量将达到186.0万吨，年均需求增长率为9.9%。纤维料因土工材料的发展而获得新的市场机遇，年均需求增长率为11.2%，需求比例略有提高。在建筑物给水系统（卫生用水管材、饮用给水及热水系统、温泉水管材和太阳能住宅温水管等）方面，聚丙烯管材也有非常良好的发展前景。国家建设部已确定将PP-R管材作为今后重点推广的三大新型塑料管材的首推品种。国内建筑和住宅业市场的快速发展，为PP-R管提供了广阔的发展空间。预计2010年聚丙烯在管材/板材领域需求量将47、达到75.8万吨，聚丙烯管材/板材所占比例较小，消费基数较低，但市场发展前景广阔，年均需求增长率为17.0%，是需求增长最快的领域。国内区域经济发展的不平衡，聚丙烯区域消费仍存在的差异，这种格局将持续下去。中南和华东地区仍将是国内聚丙烯需求最大的两个地区，2010年需求量分别达到529.2万吨和475.0万吨，分别占总需求量的42.0%和37.7%。根据供需分析，预计2010年产能达到1072万吨/年，开工率达到100%，产量达到1072万吨，而2010年国内需求量将达到1260万吨，届时供需缺口188万吨左右。预计2015年供需缺口160万吨左右。预计2010年，国内聚丙烯用于生产编织制品所48、占的比例将有所下降，拉丝料市场趋于饱和，而专用料市场的供应缺口将扩大。5) 硫磺我国硫消费领域大致分为化肥用硫酸、工业用硫酸和硫磺直接应用三个方面。目前我国约90%的硫磺用于生产硫酸，10%的硫磺直接应用或进行深加工产品。(1) 硫磺消费情况2005年我国硫酸产量为4625万吨，进口约196万吨，出口少量，硫酸表观消费量为4821万吨，其中高浓度磷肥耗酸占44.0，低浓度磷肥耗酸占21.3，其它化肥耗酸占4.0，工业用酸占30.7。我国硫酸生产的主要原料有硫铁矿、硫磺、冶炼烟气和磷石膏。近年来化肥及工业用酸需求量增长较快，并且国家环保要求日益提高，因此，硫磺制酸的产量大幅度提高，并且所占比例超49、过硫铁矿制酸。由于我国硫磺产量较低，硫磺制酸的原料硫磺主要依赖进口。与硫铁矿制酸相比，硫磺制酸投资少，更加环保，运行费用较低，因此，当硫磺价格具有竞争优势时，国内硫磺制酸必将继续扩大发展。2005年我国硫磺制酸消费的硫磺约662万吨。硫磺的非酸类消费占我国硫总消费量的比例较低，只有10%。但消费增长速度也较快，1995-2005年达到15%。2005年消费硫磺约73万吨。根据前面硫磺进口数量和硫磺生产与消费情况，2005年硫磺消费大约有190万吨的误差。分析存在误差的可能原因是：统计方面的误差。即硫磺制酸的产量不够完整库存硫磺数量较大。由于我国硫磺进口数量和进口价格的快速增长，硫磺贸易商和硫磺50、消费较大的企业会有较大的库存量。非法使用硫磺量无法估计。比如，我国在食品、蔬菜加工等行业广泛应用硫磺作食品、蔬菜等熏蒸剂。由于市场监管力度有限，很多食品、蔬菜的加工企业或个体经营者非法使用硫磺，或超标使用硫磺。(2) 硫磺消费需求预测a）硫酸消费需求预测磷肥是硫酸最大的消费用户，占化肥消费硫酸的比例约95左右，而我国硫磺制酸产能发展迅速。随着我国磷肥工业的继续扩大发展，云贵磷复肥基地建设的项目的实施与完成，配套大型硫酸装置全部为硫磺制酸装置，因此，未来我国对硫磺的需求还将高速增长。据预计到2010年化肥消费硫酸量达到4200万吨。在非化肥用酸方面，近年来精细化工、轻工、纺织和钢铁等行业对硫酸需51、求增长很快，“十五”期间，非化肥用酸年均增长率为高达15.4。预计未来非化肥用酸量增长速度将持续增长，但未来国民经济受宏观调控影响，不会长期维持目前高速增长的态势，按年均递增7.5计算，到2010年非化肥硫酸消费量将达到约2000万吨。因此，预计到2010年我国硫酸需求量将达到6400万吨，年均增长率5.9，如果到2015年按年均增长率4考虑，到2015年硫酸需求将达到7800万吨。b）硫磺制酸对硫磺需求虽然我国硫酸需求量很大，而且增长速度也较高，但是我国拥有大量的硫铁矿资源，硫铁矿制酸也有一定程度的发展，考虑关闭3万吨/年规模硫铁矿装置约合计规模200万吨/年，以及新建和拟建的大型硫铁矿装置52、约430万吨/年，预计到2010年硫铁矿制酸新增能力达到230万吨/年，硫铁矿制酸需求将达到1830万吨/年。如果世界硫磺供应价格能够保持稳定，硫铁矿制酸发展缓慢，预计2015年将达到2000万吨/年我国的有色冶金行业目前呈现高速发展态势，回收的烟气酸产量也在逐年增长，据预测到2010年烟气酸产量将达到1500万吨，2015年1900万吨。此外日本、韩国的烟气酸每年以200万吨左右的数量倾销到我国沿海地区。因此，到2010年我国硫磺制酸需求扣除硫铁矿制酸、烟气酸、磷石膏制酸60万吨/年和进口硫酸后将达到2810万吨，折硫磺约940万吨，2015年硫磺制酸需求约3640万吨，折硫磺约1220万吨53、。（c）非酸类硫磺需求预测随着全世界硫磺新产品如硫磺水泥等的开发与应用，硫磺消费量将会继续保持高增长，预计到2010年硫磺非酸类直接消费量达到140万吨，到2015年达到220万吨。综上所述，到2010年我国对硫磺需求将达到1080万吨，到2015年将达到1435万吨。详见下表。表3-10 我国硫磺消费量及需求预测 单位：万吨序号消费领域201020151硫磺制酸消费硫磺94012202非酸类硫磺直接消费1402203合计10801440第四章产品方案与生产规模本项目综合考虑海南临高的现状，根据xx发展控股有限公司的现状情况，生产规模拟定加工M100燃料油300万吨/年，外购甲醇4.772万吨54、/年，主要产品为液化气、MTBE、苯、甲苯、二甲苯、聚丙烯、溶剂油、石油焦、液氨、燃料油（DCC油浆），本项目将对各项环境污染指标进行严格的控制并采取必要的措施，符合国家和地方政府的环境标准要求。产品生产采用成熟的工艺，企业通过自身优势的挖潜，进一步拓宽市场，市场前景相对广阔。项目的产品在海南具有很大的市场容量，该工程项目的建设，将以较低的生产成本优化产品结构，从而增加在市场上的竞争能力。1主要产品名称、质量标准300万吨/年重质油深加工项目及配套工程的产品包括：干气（自用）、液化石油气、聚丙烯、溶剂油、MTBE、燃料油（DCC油浆）、苯、甲苯、二甲苯、重芳烃、石油焦、硫磺、液氨等。1.1主要55、产品质量标准：见表4-1表4-7。表4-1 液化石油气国家标准项目质量指标试验方法密度（15），kg/m3报告SH/T02211蒸汽压（37.8），kPa 不大于1380GB/T66022C5及C5以上组分含量，（V/V）不大于3.0SH/T0230残留物，蒸发残留物，mL/100mL油渍观察0.05通过SY/T7509铜片腐蚀，级不大于1SH/T0232总硫含量，mg/m3不大于343SH/T0222游离水无目测4表4-2 石油焦国家标准项目质量标准方法一级合格品1A1B2A2B3A3B硫含量，m%不大于0.50.50.81.01.52.03.0GB/T387挥发份，m%不大于121214156、71820SH/T0026灰分，m%不大于0.30.30.50.81.2SH/T0029水分量，m%不大于3SH/T0032真密度，g/cm32.082.13SH/T0033硅含量，m%不大于0.08SH/T0058钒含量，m%不大于0.015SH/T0058铁含量，m%不大于0.08SH/T0058表43石油苯技术要求和试验方法项 目内控指标GB 3405试验方法分析频次合格品一级一级合格品外观透明液体，无不溶水及机械杂质目 测a1/罐颜色，铂-钴色号 不深于/20GB/T 31431/罐密度(20)，kg/m3 /878881876881GB/T 20131/罐馏程范围，79.780.4757、9.680.5GB/T 31461/罐酸洗比色，号 不深于2c4bGB/T 20121/罐总硫含量，ppm 不大于/23SH/T 0253 1/月中性试验/中性GB/T 18161/罐结晶点（干基）， 不低于5.10/5.355.00GB/T 3145 1/罐蒸发残余物，mg/100mL 不大于/5GB/T 32092/年注： 表中“/”表示不作内控，“”表示标准未作指标要求。a 将试样注入100mL的玻璃量筒中，在室温 (203)下观察，应是透明、无不容水及机械杂质。b 酸层颜色不深于1000mL稀酸中含0.2g重铬酸钾的标准溶液，即为4号。c 酸层颜色不深于1000mL稀酸中含0.1g重铬58、酸钾的标准溶液，即为2号。表4-4石油甲苯技术要求和试验方法项 目内控指标GB 3406试验方法分析频次一级品优级品优级品一级品外观透明液体，无不溶水及机械杂质目测a1/罐颜色，铂-钴色号 不深于/20GB/T 31431/罐密度(20)，kg/m3 /865868GB/T 20131/罐烃类杂质含量，%(m/m) 苯含量 不大于C8芳烃含量 不大于非芳烃含量 不大于/0.050.050.200.10.10.25GB/T 31441/罐酸洗比色，号 不深于2c4bGB/T 20121/罐总硫含量，mg/kg 不大于/2SH/T 02531/月蒸发残余物，mg/100mL不大于/5GB/T 3259、091/月博士试验/通过SH/T 01741/罐中性试验/中性GB/T 18161/罐注： 表中“/”表示不作内控，“”表示标准未作指标要求。a 将试样注入100mL的玻璃量筒中，在室温 (203)下观察，应是透明、无不容水及机械杂质。b 酸层颜色不深于1000mL稀酸中含0.2g重铬酸钾的标准溶液，即为4号。c 酸层颜色不深于1000mL稀酸中含0.1g重铬酸钾的标准溶液，即为2号。表4-5石油混合二甲苯技术要求和试验方法项 目内控指标GB 3407试验方法分析频次一级品优级品优级品一级品外观透明液体，无不溶水及机械杂质目 测a1/罐颜色，铂-钴色号 不深于/20GB/T 31431/罐密度60、(20)，kg/m3 /860870GB/T 20131/罐馏程， 初馏点 不低于 终馏点 不高于 总馏程范围 不大于137.2142.81371435GB/T 31461/罐酸洗比色，号 不深于3 d10 c14 bGB/T 20121/罐总硫含量，mg/kg 不大于/3SH/T 02531/月蒸发残余物，mg/100mL 不大于/5GB/T 32091/月铜片腐蚀/不腐蚀GB/T 111381/罐博士试验/通过SH/T 01741/月中性试验/中性GB/T 18161/罐注： 表中“/”表示不作内控，“”表示标准未作指标要求。a 将试样注入100mL的玻璃量筒中，在室温 (203)下观察，61、应是透明、无不容水及机械杂质。b 酸层颜色不深于1000mL稀酸中含0.7g重铬酸钾的标准溶液，即为14号。c 酸层颜色不深于1000mL稀酸中含0.5g重铬酸钾的标准溶液，即为10号。d 酸层颜色不深于1000mL稀酸中含0.15g重铬酸钾的标准溶液，即为3号。表4-6 聚丙烯产品指标产品牌号单位测试方法Q30PS38F树脂类型均聚均聚熔融指数dg/10minASTM D12380.72.0表观比重g/cm3ASTM D15050.90.9挠曲弹性模量0.46N/mm2ASTM D79014001650抗拉屈服强度0.46N/mm2ASTM D6383535拉伸屈服伸长率%ASTM D63862、1212Izod冲击强度23J/mASTM D25615060洛氏硬度R scaleASTM D785105105维卡软化点，10NASTM D1525154154热变形温度，0.46N/mm2ASTM D6489194空气加速老化，150电炉oreASTM D3012360500表4-7 MTBE产品规格组分重量%MTBE（含MSBE）98（扣除C5）叔丁醇0.40.8二聚物0.30.6甲醇0.10.4C4507金属含量8Feg/g4.629Nig/g26.5510Vg/g56.6611沥青质m %9.02.1.2延迟焦化装置产品性质（1） 干气性质分子量21.85组成，m%H21.90CH63、460.96 C2H630.42 C2H44.15 C32.57 （2） 液化石油气性质分子量49.27组成，m%C2H60.46C3H838.16C3H613.89nC4H1025.26C4H105.31C4H815.16C51.76（3） 焦化轻质油性质比重d2040.733分子量110含，m%0.54馏程，IP405%6910%7630%9850%12670%14690%169EP182（4） 焦炭性质真密度，g/cm31.92.10硫含量，m%3.20灰分，m%0.07挥发份，m%813（5）焦化蜡油性质比重d2040.9354含S，m%2.25含N，m%0.85馏程D1160，IP264、2110%34430%38150%40370%42890%47695%508EP547 焦化装置物料平衡表5-2 焦化装置物料平衡表序号物 料名 称收 率流 率备 注wt%kg/ht/d104t/a一原料1预处理渣油100.00214285.71 5142.86 180.00二产 品1干气4.509642.86 231.43 8.10 2液化气6.5013928.57 334.29 11.70 3轻质油29.7063642.86 1527.43 53.46 4焦化蜡油33.0070714.29 1697.14 59.40 5石油焦26.0055714.29 1337.14 46.80 6损失065、.30642.86 15.43 0.54 合计100.00214285.71 5142.86 180.002.1.4焦化工艺技术.1国外技术进展情况国外延迟焦化技术以美国为代表，比较成熟的有凯洛格（Kellogg）公司、鲁姆斯（ABB Lummus Grest）公司、大陆（Conoco）石油公司和福斯特惠勒（Foster Wheeler）公司的技术。从近几年设计的延迟焦化装置的套数、液体产品收率和公用工程消耗等方面来看，福斯特惠勒公司的技术占有一定的优势。近几年来，国外延迟焦化技术的发展具有如下趋势：（1） 焦炭塔反应压力80年代以前，生产普通焦的焦炭塔的设计压力为0.170.21MPa(G)66、，目前，焦炭塔的设计压力普遍降低。凯洛格公司典型设计压力为0.100.141MPa(G)；鲁姆斯公司已制作出详细的压力分布图；福斯特惠勒公司典型的焦炭塔设计压力仅为0.103MPa(G)。（2） 生焦周期生焦周期由24小时大大缩短。大陆石油公司焦化装置生焦周期为1114小时；凯洛格公司为1620小时；福斯特惠勒公司为1618小时。（3） 焦炭塔直径国外焦炭塔设备逐步实现大型化，焦炭塔直径由80年代前的小于8m扩大到8m以上，目前投入生产的焦炭塔最大直径为9.40m。（4） 水力除焦技术和设备国外焦化普遍采用有井架水力除焦技术，同时改进除焦控制系统和除焦设备。a）除焦程序控制技术大陆石油公司于167、979年开发出了除焦程序控制技术，1982年在Humber炼油厂试验成功，提高了除焦操作的自动化水平，保证了设备安全运行和人身安全。b）除焦控制阀美国PACIFC公司首先使用除焦控制阀，采用该技术可以使除焦过程中高压水回流时不上焦炭塔，防止水锤和冲击。c）除焦胶管美国的除焦胶管普遍采用双层或四层钢丝编织层的合成橡胶管，工作压力最大到34MPa，断裂压力为68MPa。d）除焦器美国的除焦器为一种联合钻孔切焦器，采用锥形蜂窝状整流器，但切换时需提出塔外人工操作。（5） 塔顶盖、底盖自动装卸机为了降低除焦过程的劳动强度和安全生产，国外已开发了塔顶盖和底盖自动装卸机，大大的降低了除焦劳动强度。（6） 68、焦化加热炉鲁姆斯设计的加热炉有单燃烧室和双燃烧室两种类型；凯洛格公司采用双加热室的加热炉；福斯特惠勒公司有两种类型的焦化加热炉：标准型和双面辐射大梯台式墙型加热炉。这些公司的主要技术如下：a）双面辐射炉型及多室多程设计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，加热盘管长度减少25%左右。焦化炉设计成多室、多程结构，各室完全隔开，以便分别维修、清焦或在线清焦。一般情况下焦化炉设计采用四程设计，一程在线清焦，另三程正常操作。b）在线清焦在线清焦就是在不停焦化加热炉的条件下69、，对多管程加热炉中的某一列管程进行蒸汽清焦，通过改变蒸汽量和管壁温度使焦层剥落，达到清焦目的。采用在线清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。采用在线清焦技术可使焦化炉炉管表面温度平均降低70，炉管入口压力恢复到正常操作压力，清焦后燃料可节省10%15%。c）多点注水（蒸汽）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水或蒸汽。其作用是：在“裂化反应加热阶段”，用于降低裂化产物的分压，促使介质中的重组分进一步发生裂化反应；在“缩合反应加热阶段” 用于提高冷油流速，以利于焦垢的脱离。d）炉管材质选用ASTM T9或T91，提高炉管表面允70、许温度，延长使用寿命。e）燃烧器 根据辐射炉膛结构、炉管布置型式等，尽可能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。（7） 自动化水平国外焦化装置自动化水平较高，实现了冷焦过程自动化，用微机控制进料速度、焦炭塔空高和焦炭塔进水速度，用中子源料面计代替钴60料面计，以及焦炭塔自动卸盖、自动除焦等。例如：凯洛格采用KAY-RAY INC4610中子源料面计代替钴60料面计；福斯特惠勒公司已开发出或采用了焦炭塔底盖自动卸栓技术，使卸拴、卸盖和卸物料管升降做到完全程序控制；焦炭塔切换阀装配马达操作器，对该阀遥控71、操作；焦炭塔入口和塔顶的切断阀采用电动操作并装有联锁设备；计算机控制焦炭塔切焦系统；采用焦炭塔冷焦自动控制系统；塔顶自动卸盖设备；焦炭塔顶油气管线急冷控制等技术。（8） 环境保护环境保护水平高，普遍采用密闭的吹气放空系统。大部分装置仍然采用除焦池和焦场的卸焦系统。福斯特惠勒公司开发了密闭卸焦和脱水系统，大幅度降低了各种污染物的排放。福斯特惠勒公司开发的密闭卸焦和脱水系统备有脱水罐，从焦炭塔卸出的带水焦炭进入脱水罐，在焦炭塔和脱水罐之间设有破碎机，焦炭所带的水用罐内专门装置除去，用于下面的工序。残留的水借助排水装置从罐内焦层中脱除并净化，然后送往切焦水罐。被破碎的焦炭排水后送往密闭的传送系统。全72、密闭卸焦和脱水系统有两种类型：重力流型和设置泥浆泵型。重力流型焦炭塔设置在脱水罐的上方，被破碎的带水焦炭在自身重力的作用下落入脱水罐；设置泥浆泵型焦炭塔与脱水罐布置在同一水平线上，切碎的焦炭和水一起卸到带有补充悬浮液的合闭闸中。开闸时，悬浮液抽到罐顶部，使焦炭脱水。从罐内抽出的悬浮液借助重力循环回闸内。（9） 计算机软件鲁姆斯公司采用了ABB Simcon公司的软件包，它可以保证产品质量，保证最大量生产馏分油。大陆石油公司开发了用来预测焦化产品分布和产品性质的产率程序软件，把这个结果再用Simsci公司的PRO/II模拟模型来确定不同的生产能力和公用工程消耗。Bechtel公司为PIMS炼厂线73、性规划模拟软件用于建立包括焦化装置的炼厂流程框图的模型，采用PIMS的结果可预测焦化装置在不同情况下对炼厂收入的影响。大陆石油和PFR Engineering等公司均开发了可计算焦化炉的工艺计算软件。这种软件可用来设计新的加热炉或研究现有加热炉。它能计算出炉内管路系统中任何一点的生焦因子、汽化量、流速、管壁温度和热负荷等数据。该软件还可对全炉进行模拟计算，可固定加热炉热负荷计算所需的出口温度，或固定温度计算加热炉热负荷。给出炉管不同结焦厚度，可计算出结焦对加热炉的影响。.2国内技术进展情况国内延迟焦化技术自60年代初由洛阳石油化工工程公司（简称LPEC）设计的我国第一套延迟焦化装置投产至今，已74、有40多年的历史了，在这期间，在广大科研、设计和生产人员的共同努力下，我国的延迟焦化技术逐步走向完善。装置运转周期延长，操作平稳性提高，能耗降低，环境保护和自动化程度提高。二十世纪九十年代上海石化股份有限公司（简称SPC）引进国外技术新建成一套100万吨/年延迟焦化装置，采用了一炉两塔工艺流程和大型化设备，如焦炭塔和双面辐射焦化加热炉。LPEC在消化吸收了国外新技术的基础上开发出了国产化的大型焦炭塔、双面辐射加热炉和“可灵活调节循环比”的工艺流程（已获专利授权）。并成功的用于中石化长岭分公司100万吨/年延迟焦化装置改造和吉林石化公司新建的100万吨/年延迟焦化装置。此后，LPEC在扬子石化、75、金陵石化160万吨/年延迟焦化装置中采用了更大型的一炉两塔工艺和设备，为我国延迟焦化技术水平赶超国外水平提供了有益的经验。（1） 焦炭塔压力国内焦炭塔压力普遍偏高，焦炭塔压力一般都在0.170.20MPa（G）之间。（2） 循环比国内焦化装置循环比一般都在0.30.4之间，LPEC开发的“可灵活调节循环比”的工艺流程可根据原料和产品的要求灵活调节循环比。此流程已在广州石化、长岭石化、吉林石化、扬子石化、金陵石化的延迟焦化装置上根据不同情况得到应用，因本项目无催化裂化和蜡油加氢装置，为了有效提高轻油收率，焦化装置的循环设计按0.31.0考虑，可实现焦化蜡油全循环的流程，正常操作按0.50.6的循76、环比控制。（3） 生焦周期国内设计的焦化装置生焦周期均为24小时。个别炼厂为扩大处理量，降低了生焦周期，中石化长岭分公司曾按18小时生焦周期进行操作。（4） 焦炭塔直径过去，国内焦炭塔直径多数为5.4m，少数采用6.1m， LPEC设计的扬子石化和金陵石化160万吨/年延迟焦化装置焦炭塔直径达到9.4m，现已投产，是国内直径最大的焦炭塔。（5） 水力除焦技术和设备LPEC一直在进行水力除焦技术和设备的开发，由LPEC独立或与其他单位共同开发的、无井架水力除焦系统、水力除焦程序控制设备、除焦控制阀、自动切换联合钻孔切焦器及新型除焦胶管等技术，填补了国内空白，有些已达到国际先进水平。a）水力除焦程77、序控制系统LPEC于1996年完成该技术的开发，并通过中石化总公司组织的技术鉴定。该技术已在胜利炼油厂、玉门炼油厂、克拉玛依炼油厂等焦化装置上得到应用，该技术是在消化引进技术的基础上结合国内焦化的特点研制的。主要有以下两个特点：l 增加了程序控制和人工操作的切换l 配有钻具位移模拟数字显示器，精度为0.1m。b）除焦控制阀该技术是由LPEC与除焦程序控制系统同步开发的、已达到国外同等水平。和国外技术的主要区别是采用无触点开关，完成预冲状态的阀位控制。在胜利炼油厂、玉门炼油厂、上海炼油厂、吉化、塔化、扬子石化和金陵石化得到应用。c）除焦胶管由LPEC与中南橡胶厂共同研制的除焦胶管、采用1.6mm78、 钢丝分四层编织，采用内胶层，增强层和外胶层结构，断裂压力88MPa，比国外高出20MPa。d）除焦器LPEC自行研制的自动切换除焦器，可在塔内任一位实现切换。该技术采用加长形整流器和流线形喷咀，具有较高的除焦效率。据天津、胜利、南京等多家炼油厂焦化装置采用该技术后的结果表明，单塔除焦分别节省时间3040（分钟）。e）水涡轮减速器该技术是LPEC在60年代为无井架水力除焦技术研制的，经过20多年的不断改进，使用寿命从除焦几塔提高到目前的除焦300多塔。对于有井架水力除焦，采用该技术可以避免风动水龙头产生的噪音，并具有安装、检修方便的特点。f）高压水泵国内的高压水泵的扬程可达3300m，流量达到79、250m3/h。g）塔底盖自动装卸设备LPEC从1996年开始从事该项技术的研究开发工作，先后设计了卡箍式结构和楔式夹紧结构的塔底盖装卸设备，经过技术论证和分析，对封闭式全自动液压塔底盖装卸机进行了方案设计。该技术的主要特点如下：l 底盖法兰既可自动夹紧也可用螺栓夹紧。l 可带水卸掉底盖，减少焦炭塔放水时间。l 封闭式装卸底盖、不污染周围环境。目前工业应用的焦炭塔自动卸底盖机已通过工厂技术验收，该焦炭塔自动卸底盖机近期将安装在荆门石化分公司焦化装置的焦炭塔上进行工业应用试验。h）国内外水力除焦技术和设备比较国内水力除焦技术和设备与国外相比，除个别设备外，差距较小，主要表现在：l 国内程序控制系80、统和除焦控制阀接近国外90年代中期水平。l 国内已有钻具位移数字模拟显示器，而国外没有。l 国外32MPa除焦胶管应用普遍，国内除焦胶管尚无32MPa应用实例，但断裂压力试验数据高出国外20MPa。l 国内已实现除焦器自动切换，国外的除焦器仍需提出塔口切换。l 国内已有水涡轮减速器，而国外没有。l 28MPa的高压水泵国外应用普遍，国内因焦炭塔直径较小，因此除焦高压水泵的流量和压力较低，但国内有能力生产大流量高扬程的除焦水泵。l 国内水力除焦设备投资低。以SPC焦化装置引进的除焦设备为例，引进设备包括：高压水泵，程序控制系统、高压胶管、除焦控制阀，除焦器，需用外汇260万美元。国内同等数量的除81、焦设备只需500万元人民币。据了解美国的塔底盖装卸机每台约165万美元。国内正在开发设计的塔底盖自动装卸机每台约需人民币300万元。（6） 焦化加热炉国内焦化装置加热炉大多数为单面辐射的卧管炉，流速低，炉管表面热强度不高，注水（注蒸汽）量大，注点单一，加热炉运行周期较短。SPC焦化装置引进了国外Petrochem公司加热炉（包括在线清焦系统和燃烧器）采用了双面辐射、多点注汽和在线清焦技术，据介绍，该炉的运行周期可以达到3年。LPEC在消化吸收国外双面辐射加热炉的基础上，开发了国产化的双面辐射加热炉，炉型有双室和三室，炉负荷已达65MW。中石化长岭分公司的双面辐射加热炉已安全运行5年。（7） 自82、动化水平国内焦化装置自动化水平较低，除少数装置采用中子料位计和除焦程序控制系统外，其他均为常规控制。（8） 环境保护国内焦化装置已普遍采用了密闭的吹汽放空系统。LPEC为克拉玛依炼厂焦化装置设计了第一套冷焦水密闭循环系统，现在广州石化、xx、吉化公司、胜利油田炼油厂、中国石化塔河分公司、扬子石化、金陵石化的焦化装置等延迟焦化装置采用了设计更为完善和合理的冷焦水密闭循环处理系统，并均取得了良好的效果。（9） 计算机软件国内有关科研院校正在进行焦化装置优化控制模型的研究。华东理工大学已提出了十一集总反应动力学模型和延迟焦化装置的反应动力学模型。此模型能够预测不同操作工况下产品的分布情况，成功地应用83、于在上海炼油厂0.5Mt/a延迟焦化装置物料平衡优化的开环指导和离线调优试验中。2.1.4.3焦化工艺技术方案选择（1） 采用24小时生焦周期较短的生焦周期可以增加老装置的处理能力，对新建装置则可降低焦炭塔高度，节省投资。但是，缩短生焦周期也会带来一些问题：l 需要增加排空系统的能力，以便在焦炭塔冷却期间处理增加的蒸汽。l 缩短生焦周期需要减少焦炭塔的预热时间，加快焦炭塔的冷却速度，增加焦炭塔骤冷骤热的频次，这样，会引起焦炭塔疲劳，影响焦炭塔寿命。据报道，当生焦周期由21小时降至18小时，焦炭塔的寿命要缩短25%。l 装置弹性减小，过低的焦炭塔高度将限制装置进一步扩能改造，降低装置的适应性。l84、 生产管理难度加大，由于目前实行的是每天3班每班8小时工作制，较短的生焦周期使得除焦时间不固定，经常会发生一次除焦跨越2个班，给生产管理带来不便。由于本项目为新建，综合考虑各因素，焦炭塔生焦周期采用24小时。（2） 采用“一炉两塔”工艺流程160万吨年延迟焦化装置在国内已经有成功的经验，本次新建焦化装置采用“一炉两塔”工艺流程。本工程焦炭塔直径选择比较计算见表5-3。表5-3 焦炭塔直径的选择焦炭塔台数2台2台焦炭塔直径，mm94009600进焦炭塔总油气量，m3/h3817038170油气线速，m/s0.1530.147焦炭量，t/d13371337焦炭量，m3/d.塔15731573下锥体85、段体积 m3213221焦炭塔焦高（筒体段），m26.4625.37焦炭塔泡沫层高，m2.252.16焦炭塔安全高度，m3.53.35焦炭塔筒体段高度，m33.2131.84根据以上比较，选择焦炭塔直径为9600mm，在此塔径下油气线速及焦炭塔焦高（筒体段）均在理想的范围内。因此本工程焦炭塔直径选择9600mm。（3） 采用新型“可灵活调节循环比”工艺流程循环比主要是用来控制蜡油收率和质量。循环比大，柴油收率高，蜡油收率低、质量好；循环比小，柴油收率低，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86、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87、环油不但可以是重蜡油，而且可以是轻蜡油或柴油，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，本项目采用可灵活调节循环比流程。（4） 采用优化的换热流程延迟焦化装置常规换热流程为原料渣油与侧线产品换热到190210后进加热炉对流室，在对流室加热到340后进分馏塔与高温油气换热到380-390进加热炉辐射室，侧线产品大量的剩余热量用来发生蒸汽。为提高原料进炉温度，减少加热炉负荷，降低能耗，本可研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88、常规的210220提高到300，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。过去，我国延迟焦化装置对环境保护关注的力度不够，延迟焦化装置在人们心目中是“较脏”的装置。为改变这种状况，减少污染，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。传89、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。本可研报告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，从冷焦水中回收污油作为急冷油回炼。该流程采用的主要技术如下：采用旋流除油器技术冷焦水中含有一定量的油和焦粉，采用完全密闭冷却流程时，如直接进空冷器冷却，容易造成空冷器堵塞，影响冷焦水的冷却和长周期正常操作。本可研采用旋流除油器专利技术，在冷焦水进空冷器前，先进入旋流除油器，利用旋流除油器旋心分离的原理，先将水中焦粉去除然后再除去污油，使旋流器处理后的冷焦水含油达到15090、200ppm，然后再进入空冷器进行冷却。从旋流除油器分出的油相，其含有约90%的水，进一步进入沉降罐进行脱油。采用空冷器间接冷却传统敞开式冷焦水流程，冷焦水采用凉水塔冷却，由于冷却过程敞开通大气，在冷焦水水温较高时，使得水中硫化物挥发到周围大气中，对环境影响较大。为了避免冷焦水的对环境的污染，本项目考虑采用密闭的空冷间接冷却。采用沉降罐进行隔油和储存冷焦水。从焦炭塔排出的冷焦水，先进入缓冲罐，然后再进行隔油和冷却，处理后的冷焦水储存在罐中，使整个系统达到完全密闭。采用碱洗系统处理罐顶的含硫废气由于从焦炭塔来的冷焦水温度较高，并含有硫化物，使得冷焦水缓冲罐和冷焦水沉降罐顶会有一部分含硫废气排出，91、直接影响周围的环境和人身安全，为此采用碱洗系统将气体中的硫化物进行转化、脱除，碱渣送出装置。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）优化、可靠的分馏塔设计a)进料分布器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)良好的洗涤段设计在分馏塔换热段设置了8层的换热挡板，并配以良好的液体分布器，大大的改善洗涤效果。c)采用高效塔盘92、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。（7） 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。（8）焦化干气脱硫和液化气脱硫、脱硫醇工艺选择焦化干气及93、液化石油气脱硫采用胺法脱硫工艺，脱硫溶剂采用国内开发的复合型甲基二乙醇胺(MDEA)溶剂。液化气脱硫醇采用国内常规预碱洗加碱液抽提脱硫醇工艺（9） 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。并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。（10） 焦炭塔设置中子料位计措施为准确检测焦炭塔内焦炭层高度，提高控制水平，焦炭塔安装中子料位计。2.1.5焦化装置主要操作条件焦化装置主要操作条件见表5-4，表5-5。表5-4 焦化装置主要操作条件项 目单 位数 值反应94、压力（焦炭塔顶）MPa（G）0.17加热炉出口温度495505循环比0.31.0生焦周期h24加热炉入口温度300焦炭塔顶温度常温440变化焦炭塔底温度常温500变化反应油气入分馏塔温度420分馏塔顶压力MPa（G）0.10分馏塔顶温度104压缩机入口压力MPa（G）0.04压缩机出口压力MPa（G）1.30吸收塔顶压力MPa（G）1.25吸收塔顶温度47解吸塔顶压力MPa（G）1.27解吸塔顶温度83解吸塔底温度174再吸收塔顶压力MPa（G）1.2再吸收塔顶温度39稳定塔顶压力MPa（G）1.15稳定塔顶温度74稳定塔底温度223表5-5气体精制部分主要操作条件项 目单 位数 值干气吸收塔95、顶压力MPa（G）1.0干气吸收塔顶温度40液化石油气脱硫吸收塔顶压力MPa（G）1.70液化石油气脱硫吸收塔底温度40液化石油气脱硫醇抽提塔顶压力MPa（G）1.43液化石油气脱硫醇抽提塔底温度40 延迟焦化生产流程简述160万吨/年延迟焦化装置包括焦化部分、富气吸收稳定部分和干气脱硫和液化气脱硫、脱硫醇部分。（1） 焦化部分自装置外来的原料油经与柴油换热后进入原料缓冲罐。然后由原料泵抽出经多次换热后与分馏塔底循环油混合后进入加热炉进料缓冲罐由辐射进料泵抽出，送至加热炉，加热到500经过四通阀进入焦炭塔底部。进料油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分馏塔下段，96、经过洗涤板从蒸发段上升进入蜡油集油箱以上蒸馏段分馏，分馏出富气、轻质油和蜡油馏份；焦炭聚结在焦炭塔内。蜡油从蜡油集油箱中由蜡油泵抽出，一部分经换热后，蜡油回流返回分馏塔，剩余的蜡油再经换热冷却到80后分为两路，一路作为急冷油与焦炭塔顶油气混合，另一路蜡油出装置。中段回流由中段回流泵抽出，经解吸塔底重沸器后，返回分馏塔。轻质油由轻油泵抽出，经换热冷至150分两部分，一部分作为回流返回分馏塔，其余经过换热、冷却到60后分为两路，一路冷到40后作为吸收剂进入再吸收塔，另一路轻质油出装置。分馏塔顶循环回流由顶循回流泵抽出，经换热冷却后返塔。分馏塔顶油气经分馏塔顶空冷器、分馏塔顶后冷器冷却到40进入分馏97、塔顶油气分离罐，进行油、气、水分离，轻油由轻油泵抽出分两路去分馏塔顶作冷回流，一路送至吸收塔。富气引至富气分液罐，再经压缩机升压，经混合富气空冷器冷却后进入进料平衡罐，含硫污水用含硫污水泵送出装置。焦炭塔吹气、冷焦时产生的大量蒸汽及少量油气进入接触冷却塔洗涤，洗涤后重质油用接触冷却塔底泵，打至接触冷却塔底冷却水箱冷却至80，一部分作冷回流返回接触冷却塔顶，一部分回炼或出装置；塔顶油气经接触冷却塔顶空冷器、接触冷却塔后冷器后，进入接触冷却塔顶油气分离罐，分出的污油由污油泵送至污油罐，部分出装置。含硫污水排至污水汽提装置。（2） 焦化富气吸收稳定部分经过压缩、冷却后的焦化富气进入进料平衡罐进行汽液98、平衡，分离出来的气体进入吸收塔底部；分离出来的油经解吸塔进料泵升压后，经换热到80进入解吸塔顶部。分馏塔顶汽液分离罐的粗汽油其中一部分由泵送到吸收塔作为气体的吸收剂。吸收塔顶部出来的贫气进入再吸收塔，用轻质油再次吸收，以回收吸收塔顶携带出来的石脑油组分。再吸收塔底富吸收油返回分馏塔。吸收塔底油与解吸塔顶气体混合经混合富气空冷器冷却到40进入进料平衡罐。为保证吸收塔有较低的吸收温度，提高C3、C4的吸收率，吸收塔设置中段冷却器。解吸塔底重沸器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。解吸塔底脱乙烷油经稳定塔进料泵打至稳定塔。塔顶液化石油气经稳定塔顶空冷器冷凝冷却后，进入稳定塔顶回流99、罐。分离出的液化石油气由稳定塔顶回流泵抽出，将一部分液化气送出装置，另一部分作为稳定塔顶回流；塔底轻油在重沸器中被焦化分馏塔来的蜡油加热以脱除轻质油中的C3、C4组分。由塔底出来的轻油经换热、冷却到40后分两路，其中一路作为轻质油产品出装置送至加氢精制，另一路经泵升压后送回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，然后由泵抽至除油器进行油水分离。分出的水经空冷冷却后进冷焦水储罐储存、回用；油相再经沉降罐沉降后，污油进污油收集罐回用。（4） 切焦水处理切焦排水大部分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100、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。切焦水每天使用一次，每次使用时间约为4小时。（5）焦化干气、液化气脱硫部分自延迟焦化装置和DCC装置来的液化石油气经液化石油气缓冲罐缓冲，由液化石油气进料泵送入液化石油气脱硫抽提塔，用浓度为30%的甲基二乙醇胺溶液进行抽提，脱硫后的焦化液化石油气送至液化石油气脱硫醇部分。自延迟焦化装置和DCC装置来的干气经干气冷却器冷却至37后,进入干气分液罐分液，然后进入干气脱硫塔，与浓度为30%的甲基二乙醇胺溶液逆向接触，干气中的硫化氢和部分二氧化碳被溶剂吸收，塔顶净化干气经干气胺液101、回收器除胺后送至燃料气管网。液化石油气脱硫抽提塔和干气脱硫塔的塔底富液合并经闪蒸，送至溶剂再生塔再生后，经泵送回液化石油气脱硫抽提塔和干气脱硫塔循环使用。（6) 液化石油气脱硫醇部分自液化气脱硫部分来的焦化液化石油气和DCC装置产的液化气经液化石油气-碱液混合器与10%的碱液混合后，进入预碱洗沉降罐，以脱除其中的残留硫化氢，液化石油气与碱液经沉降分离，碱液循环使用,分离出碱液后的液化石油气进入脱硫醇抽提塔，用催化剂碱液进行液液抽提，脱硫醇后的液化石油气用除盐水水洗以除去微量碱后，经砂滤塔砂滤，进入液化石油气精脱硫塔以进一步保证产品质量，送至罐区作为民用液化气。自液化石油气脱硫醇抽提塔塔底出来的102、催化剂碱液经碱液加热器用热水加热至60，进入氧化塔，用非净化空气将其中的硫醇氧化为二硫化物，再生后碱液经二硫化物分离罐分离出尾气及二硫化物，并经碱液冷却器冷却到40，催化剂碱液经催化剂碱液循环泵加压后，进入碱液抽提塔上部与精制石脑油逆向接触，以进一步除去催化剂碱液中的二硫化物，抽提后的碱液经催化剂碱液加压泵送至液化石油气脱硫醇抽提塔循环使用。自二硫化物分离罐分离出的尾气送至火炬管网。精制溶剂油自加氢精制装置来，经溶剂油缓冲罐缓冲后，由溶剂油进料泵升压后进入碱液抽提塔下部与催化剂碱液逆向接触，抽提后的含硫轻油经溶剂油分液罐沉降分液，然后经溶剂油加压泵送回加氢精制装置。2.1.7主要设备.1 延迟103、焦化装置主要设备（1）汽轮机选用中压背压汽轮机。机组主要技术参数:介质焦化富气 流量 18484m3n/h（正常工况）21258 m3n/h（最大工况）入口压力0.04 MPa(G)出口压力1.3 MPa(G)入口温度40初步选型离心压缩机(国产双端面干气密封)+背压汽轮机计算轴功率2418kW（正常工况）2759 kW（最大工况）汽轮机蒸汽耗量约正常40 t/h； 最大：47.25 t/h；P=3.5MPa，t=435机组占地面积LWH 620041002600(mm)油站占地面积LWH 580029002200(mm)（2） 高压水泵高压水泵泵组主要技术参数: 介质：除焦水（含焦粉颗粒，直104、径0.3mm）流量 ：350m3/h扬程：3300m操作温度：常温比重：0.995 NPSHa：12 m轴功率：4325 kW电机功率：4800 kW（3） 辐射进料泵辐射进料泵设置2台，1开1备。泵组主要技术参数: 介质：减压渣油及循环油 操作温度：320（正常）/390（最高）/290（最低）流量：296m3/h（正常）/ 326m3/h（额定）/370m3/h（最大）入口压力：0.42MPa（G）扬程：45010 m有效汽蚀余量：5.5m轴功率： 630 kW（额定）电机功率： 750 kW防爆区域分类： 2区B级T4组驱动机要求：隔爆或增安型异步电动机（4） 特殊阀门焦炭塔进料和塔顶油105、气管道上设置10个高温阀门，由于操作频繁，8台高温阀门推荐采用进口高温电动球阀。另外为保证装置安全可靠长期运行，在塔顶油气管道上增设2个国产高温气动旋塞阀。气压机富气管线上还配置了1台DN600入口蝶阀、1台DN500入口放火炬蝶阀和1台DN300出口闸阀。（5） 电梯设计选用1台客货两用电梯用于在焦炭塔顶部操作时通行和输送消耗材料。载重量：2000 kg（6）电动抓斗桥式起重机选用2台局部防爆电动抓斗桥式起重机用于储焦池焦炭抓运。起重量：20t，抓斗10m3。（7） 焦化装置设备汇总表焦化装置（含吸收稳定部分）主要设备汇总见表5-6表5-10。表5-6延迟焦化装置主要工艺设备表（工艺设备）序106、号设备名称设备规格数量一焦化(一)塔类1焦炭塔960030000(筒体高)22焦化分馏塔560059909(163)/(18+3)双溢流塔盘+人字挡板13蜡油汽提塔140018038(10+3)14接触冷却塔400020755x（12+3）1小计5(二 )冷换类1原料-轻油及回流换热器LBES1200-2.5-505-6/19-2 42原料-中段回流换热器LBES1000-2.5-350-6/19-2I 43原料-蜡油换热器LBES1000-2.5-350-6/19-2 24原料-循环油及回流换热器LBES1200-4.0-490-6/19-4 45蜡油蒸汽发生器BJS1200-2.5-395107、-6/19-6I 16循环油蒸汽发生器BJS1000-2.5-310-6/19-6I 17吸收剂冷却器BES600-2.5-115-6/19-2I 28顶循冷却器BES1200-2.5-395-6/25-4I 29轻质油冷却器BES1200-2.5-395-6/25-4I 210封油冷却器BES800-2.5-170-6/25-2I 211富吸收油-轻质油BES1000-2.5-270-6/25-4I 112蜡油冷却器LBES800-2.5-170-6/25-2I 213焦化分馏塔顶空冷器管束GP9x3-6-193814焦化分馏塔顶后冷器RCBOS900-1.6-275-6/19-4IB415108、轻质油空冷器管束GP9x3-8-258416顶循空冷器管束GP9x3-8-258417接触冷却塔顶空冷器管束GP93-8-2581218接触塔顶水冷器RCBOS800-1.6-160-6/25-6Ib419甩油冷却水箱7500x4600x2500x12 220原料-重蜡油及回流换热器LBES800-2.5-170-6/25-2I 221除氧水-轻蜡油换热器BES500-2.5-55-6/25-4I 2小计69（三）炉类1焦化加热炉73MW1（四）压缩机1焦化富气压缩机2418kW（正常）2758 kW（最大），蒸汽驱动1二吸收稳定(一)塔类1吸收塔260044055x(14+3)12解吸塔26109、00 43759x(16+3)内设40层条阀塔盘1续表5-7延迟焦化装置主要工艺设备表（工艺设备）序号 设备名称设备规格数量3再吸收塔200033540x(12+3)内设30层条阀塔盘14稳定塔3200x42661x(18+3)内设40层条阀塔盘1小计4(二)冷换类1解吸塔中段重沸器TBJS1000-2.5-275-6/25-2I 12解吸塔底重沸器TBJS1400-2.5-540-6/25-4I 13稳定塔底重沸器TBJS1400-2.5-655-6/19-6I 14轻质油冷却器BES1000-2.5-350-6/19-2I 45吸收塔中段冷却器BES800-2.5-170-6/25-2I 110、26稳定塔顶冷却器BJS1200-2.5-400-6/25-2I 67轻质油空冷器P93-8-196a48富气后冷器BJS1200-2.5-400-6/25-2I 管程69混合富气空冷器管束P93-8-196a410解吸塔进料-稳定汽油换热器BES600-2.5-115-6/19-2I 管程1小计30(三)容器1压缩机出口油气分离罐480010000(T.L) 立式12稳定塔顶回流罐34007000(T.L) 卧式1小计2三冷焦水，切焦水部分(一)冷换类1冷焦水空冷器管束GP9x3-8-1938(二)容器类1冷焦水缓冲罐1000013010(罐壁高) 立式12冷焦水储罐1400016016(罐111、壁高) 立式13冷焦水沉降罐1000013010(罐壁高) 立式24污油收集罐 800012850(罐壁高) 立式15除油器HL28-20046高位水罐42002081212 立式17水封罐160039838 立式18碱液脱硫罐200043838 立式1小计12表5-8 焦化装置主要工艺设备表（机泵类）序号设备名称设备规格数量轴功率电机型号/容量备注一焦化分馏部分1燃料油原料泵ZE100-4002114YB450M1-2W/280KW2辐射进料泵2引进3粗石脑油泵M250-5(A)244YB280S-2W/75KW4顶循环回流泵ZE150-250271YB280M-2W/90KW5轻油及回流泵112、ZE150-3152228YB400M2-2W/250KW6中段回流泵ZE150-250283YB315S-2W/110KW7吸收剂泵ZE40-315232YB225M-2 W/45KW8循环油泵TPY200-175198YB315L1-2W /160KW9接触冷却塔底泵ZE100-315244YB250M-2W/55KW10开工泵2QYR40-170/2.52蒸汽驱动11甩油及开工泵ZE50-315132YB225M-2 W/45KW12富气洗涤泵GSB-W2232YB225M-2 W/45KW13冲洗油注入设施210KW成套设备14接触冷却塔污油泵ZE50-315244YB250M-2W/113、55KW15含硫污水泵40AY 402215YB160L-2W/18.5kW16高压水泵1 引进17火炬分液罐底油泵ZE80-315110YB160L-2W/18.5kW18消泡剂注入设施1210kW成套设备19磷酸三钠注入设施1210kW成套设备20阻焦剂注入设施1210kW成套设备21凝缩油泵130YB225M-2 W/45kW22蜡油及回流泵ZE80-340277YB315M-2W/110kW二吸收稳定部分1解吸塔进料泵ZE150-315275YB280M-2W/90kW2稳定塔进料泵ZE150-315265YB280M-2W/75kW3吸收塔中段回流泵ZE150-200260YB280114、M-2W/90kW4稳定石脑油泵ZE100-400265YB280M-2W/90kW5稳定塔顶回流泵SHP-F80-65-80/180266YB280M-2W/75kW6吸收塔底泵ZE150-250262YB280M-2W/90kW三冷焦水部分1冷焦水泵ZA150-5602118YB315L1-4W/160kW2冷焦水提升泵ZA150-3153128.5YB315L2-2W/200kW3冷焦水污油泵ZA50-315223.2YB200L2-2W/37kW表5-9 焦化装置主要工艺设备表（特殊阀门类）序号安 装 地 点规 格 型 号数 量公称直径备 注1焦炭塔底进料四通球阀1DN400进口,带控115、制柜2焦炭塔底进料高温球阀2DN400进口3焦炭塔顶油气管道高温球阀4DN600进口4焦炭塔顶油气管道气动旋塞阀2DN600国产5焦炭塔顶油气管道高温环阀1DN600进口6气压机入口蝶阀1DN600国产7气压机入口放火炬蝶阀1DN500进口8气压机出口气动闸阀1DN300国产9焦炭塔顶高压水管道气动球阀2DN200国产10除焦控制阀出口泄压道气动球阀1DN25国产11高压水泵房内高压水管除焦控制阀1DN200国产表5-10 焦化装置主要工艺设备表（其他机械类）序号设备名称数量（台）备注一水力除焦部分1钻机绞车及滑轮组22钻杆组件23水力马达或水涡轮24塔顶盖自动装卸机25塔底盖装卸机16电动桥116、式抓斗起重机27自动切换联合钻孔切焦器28除焦焦管4根引进9程序控制系统1套10风动水龙头211检修小车112电梯1二起重设备及其它：1手动双梁起重机22手动单轨小车53环链手拉葫芦44环链手拉葫芦15放空消音器26润滑油除水滤油机17润滑油滤油小车1.2干气脱硫、液化气脱硫脱硫醇装置主要设备干气脱硫、液化气脱硫脱硫醇装置主要设备见表5-11。表5-11气体精制主要设备汇总表项 目单位数量备 注反应器类座1塔类座5容器类台6冷换类台5机泵类台122.1.8装置控制规模和控制水平延迟焦化联合装置控制回路约 165 个( 其中复杂回路约18个)。 该装置的自动化控制水平应达到同期国内外同类装置的先117、进水平。 装置将采用新一代的分散监控系统(下称DCS)。装置所有远传的过程信号都将送入DCS中；这些信号经过处理将分别用于实时控制、实时显示报警、并生成各种生产和管理用的记录和报表。 为了确保装置和重要的工艺设备以及大型机组的安全，确保生产人员的安全，装置还将设置一套高可靠性的安全仪表系统（下称SIS）,实施装置和重要设备的紧急停车和安全联锁保护。所有的控制点都将在区域控制中心的CRT操作站上显示、操作；大型压缩机组和泵组的所有参数的显示和控制都将在控制中心进行，控制站及机柜设置在区域控制中心机柜间。现场仍设置防爆仪表盘，用于机组运行的各种重要参数就地监视和现场开停车。高压水泵和除焦系统的PL118、C控制系统由主体设备自带，设置在高压泵房和焦炭塔顶的现场控制室，PLC控制系统通过接口与中心中心控制室的DCS系统通讯。2.1.9 焦化装置消耗和能耗.1 公用工程消耗表5-12 公用工程消耗汇总表序号项 目单 位消耗量备注1燃料气kg/h48152电kW.h/h3852最大轴功率7000kW,总容量9000kW3消耗1.0MPa蒸汽t/h16折合为连续量,最大41t/h，产出1.0MPa蒸汽t/h-48未扣除消耗量4消耗3.5MPa蒸汽t/h435新鲜水t/h3间断，最大1006循环水t/h3000间断，最大3600（含富气吸收）7软化水t/h8.68除氧水t/h9.69净化空气Nm3/h1119、2510非净化空气Nm3/h195间断，最大70011氮气Nm3/h6512含油污水t/h34间断，正常不外送13含硫污水t/h11最大22.2 装置化学药剂消耗表5-13 装置化学药剂消耗汇总表序号项 目型号年用量备注1消泡剂36t/年2阻焦剂90t/年330%碱液30t/年4磷酸三钠0.7t/年.3装置主要节能措施及能耗焦化装置宜采用的主要节能措施有：（1）、优化装置换热流程，提高热能的回收率；合理优化换热流程及加热炉工艺设计，充分回收烟气余热，提高加热炉效率，使炉子的燃料消耗达到最优。（2）、采用新型高效机泵，提高能量转换效率。（3）、设备及管道布置尽量紧凑合理，减少散热损失和压力损失。120、（4）、加强设备及管道保温，从而减少散热损失。表5-14延迟焦化装置能耗表序号消耗介质名称单位耗量小时耗量能耗折算指标单位能耗单位数量单位数量单位数量MJ/tkgEo/t1燃料气Kg/t22.5kg/h4815MJ/kg41.868942.0322.502电kW.h/t18.0kW3852MJ/kW.h11.84213.125.093蒸汽3.5MPat/t0.20t/h43MJ/t3684736.8017.604蒸汽1.0MPat/t-0.15t/h-32MJ/t3182-477.30-11.405新鲜水t/t0.015t/h3MJ/t7.120.110.0036除氧水t/t0.045t/h9121、.6MJ/t385.1917.330.417软化水t/t0.040t/h8.6MJ/t96.33.850.098循环水t/t14.0t/h3000MJ/t4.1958.661.409净化水t/t0.15t/h32MJ/t7.121.070.0310净化空气m3n/t1.5m3n/h320MJ/t1.591.590.0411氮气m3n/t0.30m3n/h65MJ/t6.282.390.0612污水t/t0.08t/h17MJ/t33.492.510.0613热输出MJ/h-25500-119.018-2.84合计1383.4333.04注：焦化装置能耗包括富气吸收稳定和气体精制部分的能源消耗。122、2.2原料预处理装置根据本项目的总体流程的安排，需要新建300万吨/年原料预处理装置，该工程全厂按同开同停，三年一检修设计。生产装置及公用工程设施的设计操作弹性工艺装置设计操作弹性为60%105%。工艺生产装置以8400小时/年操作计。原料预处理装置的加工原料为M-100燃料油。装置的主要产品有：干气、直馏石脑油、蜡油（DCC原料）和渣油（焦化装置原料） 原料性质原料油（M-100）的性质见表5-15：表5-15 原料油的性质项目数据项目数据密度(15.6)g/cm30.9535重金属，ppm,Ni+V397总硫(m)%2.53Na3含水量，%1.25碳，m%85.18粘度（37.8，mm2/123、s)320.9氢，m%11.57（60，mm2/s)90.4硫，m%2.53凝点，25氮，m%0.56闪点（开口），84馏程总酸值，mgKOH/g2.52IBP93残炭，m%10.205%233灰分，m%0.0910%275正构烷沥青质，m%5.430%377胶质，m%18.650%49454%5352.2.2 产品性质主要产品质量性质见表表5-16。表5-16主要产品质量性质性质名称密度g/cm320密度g/cm315.6比重指数API分子量M特性因数K粘度m m2/s备注50100石脑油0.70120.706368.810112.410.750.45重整料蜡油0.90690.910823.124、935111.7417.94.6DCC原料渣油1.06321.06691.182011.38705002280焦化原料2.2.3 物料平衡装置物料平衡按每年8000小时计算，见表5-17表5-17 物料平衡名称收率流量原料油%kg/h104t/aM100100.00357142.86300.00合计100.00357142.86300.00产品收率流量流量瓦斯0.200.60 0.60 石脑油7.5026785.71 22.50 蜡油32.00114285.72 96.00 渣油60.00214285.72 180.00 损失0.301071.43 0.90 合计100.00357142.86125、 300.00 工艺技术方案.1 国内外蒸馏装置技术趋势（1）国外蒸馏装置技术现状及发展趋势炼油厂的大型化是提高其劳动生产率和经济效益，降低能耗和物耗的一项重要措施。进入21世纪以来，世界各国都在调整炼油工业布局，关闭竞争乏力的中小型炼油厂，同时进行老厂的改造或扩建。炼油厂日益大型化，以提高其劳动生产率和经济效益、降低能耗和物耗。按2005年初油气杂志的统计，全世界共有694座炼油厂，加工能力在2000万吨/年以上的炼厂共有18座。目前，世界上最大的炼厂是帕拉瓜纳炼油中心，加工能力为4700万吨/年。随着炼厂规模的扩大，单套蒸馏装置的加工规模也日益大型化。在炼油技术发达的国家，单套蒸馏装置的规126、模一般都在500万吨/年以上，不少装置已达到1000万吨/年以上。目前，世界上最大的常减压装置为印度贾拉加炼油厂,其单套加工能力为1500万吨/年。近几年来，国外蒸馏装置工艺和设备又有了新的进展。法国的ELF和Technip公司共同开发了一种渐次分馏技术，主要将汽、煤、柴油等各种产品逐渐进行分离，从而降低工艺总用能，可以降低能耗30左右。壳牌石油公司提出的整体蒸馏装置(Shell Bulk Crude Distillation Unit)，将蒸馏装置、加氢脱硫装置、高真空减压蒸馏装置和减粘装置作为一个整体加以优化。整体分馏装置将原油分为：常压渣油、含蜡馏分油、中间馏分油和石脑油组分。常压部分分127、出常压渣油、中间馏分和石脑油以下的馏分。中间馏分在加氢脱硫分馏塔中分离为煤油、轻、重柴油，常压渣油进入高真空减压蒸馏，分馏出的蜡油作为催化裂化装置和加氢裂化装置的原料。整体蒸馏装置可以节省投资的30左右。电脱盐方面，以Petrolite和Howe-Beaket二公司的专利技术较为先进。Howe-Beaket技术主要为低速脱盐。Petrolite已在低速脱盐的基础上开发出了高速电脱盐。塔内件方面以Koch-Glitcsh、Sulzer和Norton为代表，拥有较先进的专利技术，Koch-Glitcsh公司开发出了SuperFRAC ISuperFRACV高效塔盘和Gempak填料。Sulzer在128、原有Mellapak填料的基础上开发了Mellapakplus和Optiflow高效填料。产品质量方面，国外蒸馏装置典型的产品分馏精度一般为：石脑油与煤油的脱空度ASTM D86（5-95%）大于13；煤油和轻柴油的脱空度ASTM D86（5-95%）大于8；轻柴油和重柴油的重叠度ASTM D86（5-95%）小于20。（2） 国内蒸馏装置技术现状我国蒸馏装置的总体技术水平与国外水平相比，在工艺技术、能耗水平以及关键设备如加热炉、大型塔内件和电脱盐等的设计和制造均达到了较高的水平，但在装置处理能力，产品质量和拔出率方面与国外先进水平相比，仍存在一定的差距。我国蒸馏装置规模相对较小，大部分装置处129、理能力为250万吨/年左右，为数不多的装置加工能力超过500万吨/年。最近几年，随着我国炼油工业的发展，为缩短与世界先进炼油厂的差距，我国新建蒸馏装置正向大型化方向发展，陆续建成了镇海800万吨/年、上海石化800万吨/年、高桥800万吨/年、大连西太平洋1000万吨/年、大连石化1000万吨/年、广州石化800万吨/年、洛阳石化800万吨/年等大型化的蒸馏装置等。此外，独山子石化、中海油惠州、福建炼化、青岛大炼油、钦州石化、抚顺石化、中化泉州、中化舟山等一批处理量超过800万吨/年的蒸馏装置也正在设计和建设当中。大型蒸馏装置的新建和改扩建将成为目前国内蒸馏装置发展的趋势。我国蒸馏装置侧线产品130、分离精度差别较大，如国内有些炼厂常顶和常一线能够脱空，但尚有40%的装置常顶与常一线恩氏蒸馏馏程重叠超过10，最多重叠度达86。多数装置常二线与常三线恩氏蒸馏馏程重叠在15以上，实沸点重叠则超出25。减压拔出深度偏低，这是国内常减压蒸馏与国外的主要差距之一。国外常减压装置的标准设计是将减压渣油的切割点定在565.6。而国内多数常减压装置的实沸点切割点都在540以下，有一些常减压装置的实沸点切割点甚至还在520以下。随着国际油价的攀升以及我国进口中东含硫原油的数量越来越大，深拔的经济效益将显得更为显著。.2 工艺技术本设计采用下列技术： 采用高速电脱盐脱水技术； 采用无压缩机回收液化气工艺技术；131、 采用高性能塔盘，提高装置处理能力，提高产品质量； 采用强化常压塔汽提效果技术； 采用多装置间热联合工艺； 采用“窄点”法优化换热流程技术； 采用低温热回收技术； 采取综合措施降低水消耗； 采用防止烟气露点腐蚀技术； 采用工艺防腐和设备抗腐相结合的防腐技术； 采用变频调速技术； 采用集散控制系统(DCS)。.3 技术方案主要特点（1） 较强的原油适应能力和操作弹性本方案对原油品种、处理量及生产方案等变化具有一定的适应能力。充分考虑处理能力的变化及加工原油品种变化的可能性，对主要设备如常压炉负荷、常压塔塔径和内件的选取均考虑原油品种适当变化的可能。同时也充分考虑到处理能力和生产方案适当变化的调整132、。（2） 较高的产品质量常压塔等通过设置足够的高性能塔盘和特殊的强化汽提段措施，采用泡点状态回流（初馏塔）和控制中段回流（常压塔），提高分馏效率和分离精度。（3）具有较低的用能消耗 先进的工艺技术路线使得工艺用能降低。同时通过流程综合模拟，优化装置的操作条件和回流取热，在满足产品质量和工艺要求的前提下，从能量易于回收利用的角度，最大限度地回收热量。 通过采用“窄点”技术，优化换热网络，不跨越窄点换热，避免冷热公用工程的双重损失，保证了最高的热回收率和最低的冷热公用工程消耗。 有效的低温热回收。 冷换设备尽可能采用大型化的冷换设备，可以有效地减少散热损失。 采用大型高效机泵，并使用变频调速设施，133、有效地降低了能耗。装置的总能耗（包括轻烃回收）为354.59MJ/t，折合8.487kg标油t原油。达到了国内领先水平。（4） 较低的装置用水消耗装置消耗生活用新鲜水1t/h。（5） 具备长周期的运行性能通过采用各种有效的工艺技术和有效的设备防腐技术措施，使得装置可以实现长周期运行，达到3年一次大检修。 工艺流程简述原料油（M180）自罐区自流入原料油泵，升压、换热后进入电脱盐罐进行脱盐脱水，再经过换热后进入初馏塔。初顶油气经换热、冷凝冷却分离后一部分返塔顶作为回流；另一部分送入轻烃回收部分。由于初馏塔提压操作，轻烃组分基本都溶解在初顶石脑油中，与石脑油一起以液态形式送入轻烃回收装置回收轻烃，134、石脑油送到重整装置。正常情况下，初馏塔顶回流罐没有气体，当操作波动时，产生的少量不凝气送入火炬管网。常压塔顶油气经换热、冷凝冷却后进入塔顶回流罐进行气液分离。分离出的常顶油由泵抽出后一路作为回流；另一部分作为石脑油与初顶石脑油混合送至轻烃回收部分，少量分离出来的不凝气经脱硫处理后，引入加热炉作为燃料气烧掉。轻质油由常压塔自流入常压汽提塔上段，经重沸汽提后由泵抽出，经换热后作为轻质油直接去加氢精制装置。常底油由泵抽出送至减压炉，少量常底油经换热冷却后作为DCC装置原料出装置。减压塔顶气经增压器、蒸汽抽真空、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。减顶不凝气经胺液脱硫后，气体135、送入减压炉燃烧。减压塔顶分液罐分出的凝缩油由泵抽出与柴油或蜡油混合后送出装置。减顶污水与常压塔顶和初馏塔顶的污水混合后，一部分回注到各塔顶，另一部分送入酸性水汽提装置。减一线及一中油由泵抽出后分两路，一路直接作为内回流返回塔底，另一路经换热、冷却后再分两路，一路再经冷却后返回减压塔；另一路作为减压蜡油送DCC装置。减压渣油经换热部分后，一部分作为急冷油返回减压塔，另一部分经换热后送焦化装置。2.2.5 主要设备表表5-18预处理装置主要设备表序号设备名称数量操作条件备注压力MPa（表）温度一塔类1初馏塔10.0521526层高效塔盘2常压塔10.0535552层高效塔盘3常压汽提塔10.093136、21分二段，共14层高效塔盘4减压塔112mmHg(a)378内设5段填料(304L)，4层塔盘小 计4二容器类1电脱盐罐21.6125内件成套供应2初顶回流及产品罐10.09403常顶回流罐10.044041.0MPa蒸汽分水器11.02505常项产品罐10.04406减顶分水罐1常压407烧焦罐18高压燃料气分液罐10.5409低压燃料气分液罐10.054011软化水罐1常压常温12氨水罐2常压常温13缓蚀剂槽2常压常温内设加热盘管14破乳剂罐2常压常温内设加热盘管15蒸汽分水器10.925016净化空气罐10.64017地下废油罐1常压6518电脱盐注水罐1常压19安全阀放空罐10.22137、5020封油罐1常压6021减压过汽化油罐1-0.09737222燃料油罐2常压90带加热盘管小计27三其它1一级抽空器21.02502二级抽空器21.02503三级抽空器21.02504其它小型设备30（包括混合器、过滤器、消音器等）小计36四加热炉类1常压炉1双室立管箱式炉 30000kW2减压炉1卧管立式炉 25000kW3余热回收系统2高效空气预热器五机泵台56六冷换设备1换热设备台642空冷器台222.2.6公用工程消耗及能耗表5-19 公用工程消耗汇总序号项目单位耗量单位年耗量备注1燃料气kg/h1650104t/a13862燃料油kg/h30104t/a25无油浆换热kg/h13138、60 104t/a1142与DCC油浆换热3电kW750 104kW.h6306000VkW375 104kW.h315380VkW15 104kW.h13220V4新鲜水t/h0 104t/a05循环水t/h250 104t/a2106回用水t/h30 104t/a257蒸汽t/h1 104t/a11.0MPat/h3 104t/a30.3MPa8净化空气M3n/h70 104m3n/h59表5-20 原料预处理装置能耗指标序号项目单位耗量小时耗量能耗指标单位能耗单位数量单位数量单位数量MJ/tkgEO/t 1燃料气Kg/t6.776 kg/h1650 MJ/kg41.868322.81 7139、.71 2燃料油Kg/t0.140 kg/h30 MJ/kg41.8685.87 0.14 3电kWh/t5.374 kw.Ml1150 MJ/kw.h12.5667.50 1.61 41.OMPa汽t/t0.004 t/h0.8 MJ/t318211.15 0.27 50.3MPa汽t/t0.016 t/h3.4 MJ/t276343.58 1.04 6净化风Nm3/t0.327 nm3/h70.0 MJ/nm31.670.55 0.01 7循环水t/t1.168 t/h250.0 MJ/t4.194.89 0.12 8新鲜水t/t0.002 t/h0.4 MJ/t7.540.01 0.00140、 9回用水t/t0.136 t/h29 MJ/t7.541.02 0.02 10热输出50万大卡/h225 -16.75-16.7511热出料万大卡/h220 -32.71-32.7112合计407.92 9.74 注：能耗计算方法按SYJ1029-83规定。2.3DCC装置根据本项目的总体流程的安排，需要配套建设160万吨/年DCC装置，该工程全厂按同开同停，三年一检修设计。生产装置及公用工程设施的设计操作弹性工艺装置设计操作弹性为60%105%。工艺生产装置以8400小时/年操作计。DCC装置的加工原料为原料预处理装置的直馏蜡油。装置的主要产品有：干气、液化气、轻质油（加氢原料）和油浆（燃141、料油） 2.3.1原料性质表5-21DCC装置原料性质序号项 目数值序号项 目数值1密度(20), g/cm30.90696馏程,估算值2硫，%1.05IBP2853残炭，%2.510%3054氮，ppm150030%3855重金属，ppm50%430Ni+V8.070%475Ca90%-2.3.2主要产品性质表5-22 石脑油、轻质油产品主要性质项 目石脑油轻质油密度(20) g/cm30.7250.93馏程， HK3819010%5521530%7223550%9525370%12031590%160336KK190363烯烃含量，v%20芳烃含量，v%18凝点, -5硫醇硫含量 m0.0142、035酸 度，mgKOH/100mL0563.26表5-23 干气、液化石油气性质序 号组 分干气（V%)液态烃（V%)1N218.92020.583C025.454H243.735H2S0.136CH41.857C2H415.808C2H611.860.459C3H61.4738.7310C3H80.126.4011iC400.0421.2912iC4=0.017.6713C4=-10.027.4114tC4=-20.026.8015nC400.014.3916cC4=-20.0117 C55.3618100.0100.00表5-24油浆主要性质项 目数据项 目数据密度(20) / kg.m143、-31091.0固含量/g.L-15.0 馏程馏程馏程灰分/%0.54 初馏 315总硫/%2.70 10% 419四组成 /% 30%441 饱和烃18.59 50%459 芳烃57.69 70%482 胶质+沥青质22.33残炭 %11.03 沥青质6.03350含量 /%1.5元素分析/ %500含量 /%79.5 C89.73520含量/%86.0 H7.992.3.3装置物料平衡表5-25DCC装置物料平衡表油品类别油品名称收率（m%)数量Kg/ht/d104t/a原料油M-100100.001850004440155.40 产品干气+H2S5.0092502227.77 液化气52144、.00962002308.880.81 加氢原料28.20521701252.0843.82 油浆3.005550133.24.66 焦碳6.5012025288.610.10 损失0.35647.515.540.54 合计100.001850004440155.40 2.3.4工艺流程说明本装置主要包括：反应再生、分馏、吸收稳定、产品精制、主风机、气压机、能量回收和余热锅炉等部分，简述如下：反应再生部分：原料油自罐区经泵加压后，与一中循环油和循环油浆换热后，经过高效进料雾化蒸汽喷嘴进入第一段提升管反应器下部，与来自预提升段的高温再生催化剂均匀接触迅速升温、汽化并发生裂化反应，反应时间控制在秒145、钟左右。在生成各种气相产物的同时，催化剂表面上吸附了大量的焦炭，使其活性和选择性迅速降低。510左右的反应油气在第一段提升管反应器出口处，经过粗旋风分离器分出待生催化剂后，进入沉降器。自分馏塔区来的回炼油、油浆和部分轻汽油与雾化蒸汽经高效进料雾化喷嘴进入提升管反应器的下部，与来自预提升段的高温再生催化剂均匀接触后，发生裂化、异构化及芳构化反应。反应器反应温度控制在500左右，反应时间控制在秒钟。反应油气与其携带的、吸附了大量焦碳的催化剂在提升管出口经过粗旋风分离器迅速分离，待生催化剂进入沉降器，经过沉降器内的单级旋风分离器进一步除去所携带的催化剂细粉，迅速离开反应沉降器去分馏塔进行产品分离。待146、生催化剂分别落入沉降器底部的汽提段，汽提段内设有高效、新型汽提挡板结构。汽提段底部分段注入汽提蒸气，与其上部下来的待生催化剂逆流接触并汽提，置换出催化剂颗粒上吸附的油气后，待生催化剂下行经过待生斜管、待生滑阀后，进入烧焦罐底部，在烧焦罐中催化剂上的焦碳与空气中的氧反应，烧去全部的氢和绝大部分的碳，经稀相管进入第二密相床再进一步烧去催化剂上残存的碳，烧焦后的催化剂再分别进入提升管反应完成一个循环。再生烧焦后的高温烟气经双动滑阀、降压孔板后，进入余热锅炉（经三级旋风分离器、烟机入口蝶阀和烟气轮机）回收余热以发生中压蒸汽，然后经烟囱高空排放。再生器密相床内的高温催化剂设有气控循环式外取热器，以取出再147、生器内的过剩热量，控制再生器温度。分馏部分。反应沉降器顶部的高温油气经大油气管线进入分馏塔底部，该塔下部有人字挡板，冷却后的循环油浆自最上一层人字挡板的上方进入塔内，与上升的油气逆流接触，脱除油气的过热热量，并洗涤掉油气中所夹带的催化剂。油气自下而上流经分馏塔，分离成富气、轻质油、油浆等馏分。从分馏塔顶部出来的油气，经与除氧水换热冷凝冷却至86，进入轻质油分离器。分离出来的轻质油通过泵加压后，经过冷却器冷却至40后直接去吸收稳定部分。分离器分离出来的油气进入分馏塔顶冷凝冷却器冷却到40进容-201平衡闪蒸后，富气进气压机，油气分离器分离出来的轻油部分用泵送至吸收稳定部分，其余部分进提升管回炼。148、分离器分离出来的污水，由泵送至气压机二级出口油气管线上进行洗涤，以防止管线及设备腐蚀。轻质油自第18层塔盘抽出，经汽提塔汽提后用泵送至换热器换热后，又与原料油换热，再经空冷器和软化水冷却器冷却后，一部分作为产品出装置，另一部分作为贫吸收油去再吸收塔。一中段回流油自塔的第15层塔盘抽出，由泵送至吸收稳定部分依次为解吸塔底重沸器提供热量，然后经与原料油换热、除盐水水冷器冷却后返回塔-201的第17层塔盘。油浆由油浆泵从分馏塔底抽出后，分为三路，一路与原料油换热后经油浆蒸汽发生器发生蒸汽后返塔：一路经油浆蒸汽发生器发生蒸汽后、油浆冷却器冷却后出装置。回炼油从分馏塔第三层自流入回炼油罐，用回炼油泵抽出149、后，一部分返回分馏塔第二层塔盘，作为脱过热段的回流，一部分与回炼油浆混合后去提升管进行回炼。一部分作为二中回流给稳定塔底重沸器提供热量。吸收稳定部分。从分馏塔顶油气分离器分离出的富气进入气压机升压，经冷却后与吸收塔底富吸收油、解吸塔顶气汇合，再经富气冷却器冷凝冷却后进入气压机出口油气分离器（容-301)。压缩富气从容-301顶出来进入吸收塔的下部。轻质油从吸收塔顶部第二层的上部进入，作为补充吸收剂的轻质油从稳定塔底部抽出，经冷却后打入吸收塔顶部。吸收塔设有两个中段回流以取出吸收过程中放出的热量。从吸收塔顶部出来的贫气进入再吸收塔的底部，与从塔顶进入的轻柴油逆向接触。塔顶干气送至干气并入瓦斯管网150、，携带汽油组分的轻柴油作为富吸收油返回分馏塔第19层塔盘上部。从气压机出口油气分离器分出的凝缩油经泵升压后与换热器换热后，进入解吸塔顶部，脱除凝缩油中的C2组分，解吸塔底部重沸器由分馏塔一中段回流油提供热量，脱乙烷汽油由塔底泵送至稳定塔的中间进料。稳定塔底部重沸器由分馏塔二中段回流油提供热量，轻质油经换热后，再水冷冷却经泵加压后分为两路：一路送至吸收塔顶作补充吸收剂；另一路送至加氢精制装置。稳定塔顶的气体经蒸发式空冷器冷凝冷却后进入稳定塔顶回流罐，经泵加压后分为两路：一路返回稳定塔顶作为该塔的冷回流油；另一路出装置。2.3.5主要操作条件反应再生部分：（1）沉降器顶部压力0.31MPa (A)151、（2）沉降器顶部温度500510（3）提升管内油气停留时间 1.4s1.6s（4）再生器顶部压力 0.32 MPa (A)（5）再生器床层温度 700分馏部分： （1）分馏塔顶压力 0.27MPa (A)（2）分馏塔顶温度 120（3）分馏塔底温度 360吸收稳定部分：（1）吸收塔顶压力 1.4 MPa (A)（2）解吸塔顶压力 1.5 MPa (A）（3）再吸收塔顶压力 1.3 MPa (A）（4）稳定塔顶压力 1.2MPa (A)2.3.6主要设备表5-26DCC装置主要设备表序号设备名称规格型号介质一反再系统1反应沉降器8500/5200*33850反应油气下降提升器待生剂下斜管，提升管152、粗旋单级旋风分离器2再生器12000/10600*32/30再生烟气一级旋分器二级旋分器再生斜管3外取热器2600*19145再生催化剂外取热器烟气返回管700*12外取热器下斜管1000*12大油气管线1100*12油气二塔类1催化分馏塔5800*48456油气/油2轻质油汽提塔2200*25233蒸汽/热料油3吸收塔3200/3600*79174*24/28油气/富气4解吸塔石脑油5稳定塔3400/3800*52058油气/液化气6再吸收塔2800*26722*22干气/燃料油7催化干气脱硫塔2400*33102*14干气8液化气脱硫塔40000/2800*34578*28液化气9液化气脱153、硫醇抽提塔3800/2800*34578*28液化气/碱液10碱液氧化塔1000*10183*8液化气/碱液三炉类1CO焚烧炉2余热炉四容器类1冷催化剂储罐800*22752*20催化剂2热催化剂储罐800*22752*20催化剂3废催化剂储罐800*22700*20催化剂4钝化剂罐150*3313*85三级旋风分离器烟气6净化风罐净化风7非净化风罐非净化风8仪表净化风除尘脱水器净化风9催化剂细粉收集罐催化剂10催化剂储罐蒸汽抽空器蒸汽11催化剂储罐旋风分离器催化剂12催化剂抽空器用消音器催化剂13催化剂细粉储罐催化剂14催化剂储罐检尺消音器催化剂15烟机出口水封罐烟气16烟机放空水封罐烟气1154、7增压机出口放空消音器18增压机出口放空消音器19催化剂加料斗烟气20催化剂卸料斗烟气21油气管线放空消音器富气/油22分馏塔顶油气分离器富气23回炼油中间罐回炼油24原料油缓冲罐混合原料25燃料气分液罐气/液26封油罐燃料油27含硫胺脱水脱气罐含硫污水28软化水缓冲罐低压脱氧水291.0MPa蒸汽分水器1.0MPa蒸汽30封油过滤器燃料油31污油罐污油32原料回炼油混合器回炼油33新鲜原料油混合器蜡油34F-101阻火器燃料气351MPa蒸汽放空消音器蒸汽36仪表隔离液罐隔离液37油浆阻垢剂罐油+阻垢剂38气压机出口油气分离器油/气39稳定塔顶回流罐液化气40气封干气分液罐干气41凝缩液压送155、罐气压机凝缩液42气压机部分闸阀用风罐压缩空气43富气放火炬凝液罐富气44中压蒸气分液罐3.5MPa蒸汽45汽轮机入口放空消音器3.5MPa蒸汽46催化干气分液罐干气47液化气脱硫罐液化气48富液闪蒸罐富胺气49溶剂储罐MDEA溶液50再生塔顶回流罐酸性气/酸性水51凝缩油罐52净化干气分液罐干气53碱液配置罐碱液54活化剂罐活化剂55氨水储罐氨水56液化气脱硫进料罐液化气57液化气预碱洗罐液化气/碱液58碱液氧化气液分离罐碱液59液化气水洗罐液化气60液化气抽提碱液配置罐碱液61碱渣罐废碱液五大型机组1主风机2台2烟机1台3富气压缩机1台六冷换设备共计136台七机泵共计84台八其他设备2.3156、.7装置能耗表5-27DCC装置综合能耗计算表序号项目消耗量能耗折算系数总能耗103GJ/a备注小时消耗量年耗量单位数量单位数量单位数量1循环水t2607 104t2190 MJ/t4.186891.7 2新鲜水t10 104t8.2 MJ/7.120.6 3除盐水t107 104t90 MJ/96.386.4 4污水t78 104t65.27 MJ/33.4922.0 5净化风标m39149 104t标m37685 MJ/标m31.59122.2 6焦碳t15 104t12.63 MJ/t41868529.1 7电kW.h3944 104t kW.h3288 MJ/kWh11.84392.2157、 83.5MPa汽t31 104t26 MJ/t3684960.0 91.OMPa汽t-48 104t-40 MJ/t3182-1272.1 10氮气标m32 104t标m31.8 MJ/标m36.2814.0 11低温热MJ-78000 -654.8 热输出12能耗合计5049 单位能耗62.18kgEo/t2.4加氢制氢装置根据本项目的总体流程的安排，需要新建100万吨/年加氢精制装置，对焦化石脑油和焦化船用燃料油进行混合加氢精制，与加氢精制配套的还有焦化干气制氢装置和循环氢脱硫系统，加氢精制的原料氢除干气制氢装置提供。加氢制氢联合装置包括加氢精制部分、干气制氢部分和循环氢脱硫与PSA氢提158、浓部分。规模如下： 实际处理量，万吨/年 公称规模，万吨/年加氢精制部分98.68100其中：焦化轻质油53.46DCC轻质油43.82重整氢1.40年开工时数：8400小时操作弹性：60110。焦化轻质油和DCC轻质油加氢精制装置由反应部分（包括压缩机和循环氢脱硫）、分馏部分及公用工程设施组成。2.4.1 原料性质加氢精制装置的原料油为延迟焦化装置的石脑油和船用燃料油（焦化柴油）。原料油性质见表5-28、表5-29。表5-28焦化轻质油（加氢前）性质比重d2040.733分子量110含S，m%0.54馏程，IP405%6910%7630%9850%12670%14690%169EP182表5159、-29DCC轻质油（加氢前）性质比重d2040.8491含S，m%1.7馏程D86，IP17610%22730%25250%27870%30390%329EP3552.4.2 催化剂性质该装置推荐使用FZC系列保护剂和FH-UDS催化剂，质量指标如下：保护剂和催化剂FZC-102BFZC-103FH-UDS化学组成，m% MoO34.06.06.08.08.511.0 WO313.016.0 CoO2.33.3 NiO1.01.51.52.51.82.8孔容，mL/g0.600.800.500.650.30比表面，m2/g260330150220200形状拉西环拉西环三叶草直径，mm4.95.160、23.33.61.3长度，mm3103828堆积密度，g/cm30.440.500.560.620.870.95装填密度，g/cm30.770.83耐压强度，N/cm20301502.4.3 产品方案及产品性质产品方案：装置产品为船用燃料油（精制后）、石脑油，副产含硫干气和低分气。产品质量：生产合格的船用燃料油，硫含量不大于100ppm。预期产品性质见表5-30表5-30 产品主要性质项 目石脑油精制船用燃料油密度（20），g/cm30.7230.8305馏分(ASTM D86)，240硫，g/g3065闭口，75凝点，-11十六烷值45502.4.4 加氢精制装置物料平衡2.4.4.1 物料161、平衡表5-31 加氢精制装置物料平衡序号物料名称收率数量wt%kg/ht/d104t/a一入方1焦化石脑油29.2834000.00 816.00 27.2002船用燃料油69.2480400.00 1929.60 64.3203新氢1.481718.75 41.25 1.375合计100.00116118.75 2786.85 92.895二出方1酸性气 1.802090.00 50.16 1.6722含硫干气损失0.35406.25 9.75 0.3253精制石脑油29.2834000.00 816.00 27.2004精制船用燃料油68.5779622.50 1910.94 63.698162、合计100.00116118.75 2786.85 92.8952.4.5 工艺技术路线选择2.4.5.1 工艺技术路线的介绍（1）工艺技术概况加氢精制是指油品在催化剂、氢气和一定的压力、温度条件下，含硫、氮、氧的有机化合物分子发生氢解反应，烯烃和芳烃分子发生加氢饱和反应的过程。轻质油加氢精制的目的是脱硫、脱氮和解决色度及贮存安定性的问题，满足日益严格的环保要求，同时降低芳烃含量。催化剂是加氢精制技术的核心。目前，国内外从事加氢精制催化剂研究开发和生产的公司有十多家，催化剂品种多达上百种。其中国外有代表性的主要有：IFP的Prime-DTM加氢脱硫技术：使用双或多元催化剂，属于中压深度和超深度163、一段或两段脱硫过程，该过程除了脱硫之外，还能降低氮和多环芳烃。其可加工的原料比较广泛，能加工直馏馏份油，也能加工裂化馏份油。产品硫含量为：采用深度加氢脱硫，低于500g/g；采用一段超深度加氢脱硫，低于30g/g。如果采用两段技术还可以降低多环芳烃和提高十六烷值。其使用的催化剂为HR416（Co-Mo型深度脱硫）、HR426（Co-Mo型超深度脱硫）和HR448（Ni-Mo型超深度脱硫/脱氮），典型操作条件为总压3.05.0MPa，反应温度340360，液时空速20.5h-1。丹麦托普索公司新开发的催化剂有TK-554(深度脱硫)、TK-574(超深度脱硫)、TK-573(深度脱硫)、TK-9164、07(芳烃饱和及提高十六烷值)和TK-908(芳烃饱和及提高十六烷值)等5种。其中TK-574高活性钴钼催化剂是超深度脱硫催化剂，比TK-544深度脱硫催化剂相对体积活性提高了30%40%，操作周期可达一年。日本凯金公司和和荷兰Akzo化学品公司开发了STARS加氢催化剂技术，在此基础上工业化了两种催化剂，即KF-757超深度脱硫催化剂和具有极高脱硫、脱氮、脱芳及加氢活性的KF-848精制催化剂，不仅适用于加氢精制装置、而且适用于加氢裂化的原料预精制，FCC原料加氢预处理等。对于高压柴油加氢装置，其柴油硫含量可以脱除到50ppm或者更低，对降低精制柴油密度及深度脱芳都有极好的效果。九十年代以来165、，国内抚顺石油化工研究院（FRIPP）、石油化工科学研究院（RIPP）已开发了多种具有世界先进水平的高性能的馏分油加氢精制催化剂，均可适用于直馏柴油和二次加工油品加氢深度脱硫。部分国产加氢催化剂的物性及适用情况见表5-32。表5-32 国产加氢催化剂的物性及适用范围抚顺石油化工研究院（FRIPP）石油化工科学研究院（RIPP）牌号形状应用范围牌号形状应用范围FH-5A球状直馏油及二次加工油RN-1三叶草二次加工煤、柴油、减压蜡油FDS-4三叶草中间馏份油、重馏分脱硫RN-10三叶草馏份油脱硫、脱氮、脱芳FH-98三叶草中压下处理二次加工柴油RN-10B蝶形馏份油脱硫、脱氮、脱芳FH-DS三叶草166、中压下处理二次加工柴油RS-1000蝶形馏份油深度脱硫、脱氮、脱芳FH-UDS三叶草二次加工油，深度脱硫综上所述，该装置处理焦化轻质油，生产的产品硫含量不大于100ppm。石油化工科学研究院（RIPP）的RS-1000催化剂和抚顺石油化工研究院（FPIPP）的FH-UDS催化剂均可满足要求。经综合比较选用国内抚研院技术。（2） 工艺技术比选a) 反应部分工艺方案一般加氢装置反应部分流程可分为冷高分流程和热高分流程。流程选择要考虑的因素是两种流程情况下的循环氢纯度、溶解氢量、加热炉负荷的变化。要考虑的经济因素是流程不同所引起的主要设备规格、投资变化以及操作成本的增减。冷高分流程的特点是循环氢浓度167、相对较高，工艺流程较简单，高压设备个数相对较少，投资较节省。但是冷高分流程损失了反应流出物中相当数量的热能。热高分流程的特点是热能利用较好，装置能耗稍低；工艺流程较为复杂，高压设备多，投资较大；循环氢纯度较低，为维持一定的氢分压，需要提高系统的总压；氢气溶解量较大，氢气的利用率降低，生产成本较高。本可研采用热高分流程。b) 分馏部分工艺方案产品分馏一般采用的方案有单塔流程和双塔流程，双塔流程又分为先分馏后稳定流程及双塔汽提流程。单塔流程采用水蒸汽汽提，塔的操作压力较低。该方案流程简单，但塔顶粗汽油含水且腐蚀不合格，塔顶含硫气体不能直接送至气体脱硫装置，大都排至火炬系统。先分馏后稳定流程设汽提塔168、和石脑油稳定塔，适用于石脑油产率较高的装置。双塔汽提流程设脱硫化氢汽提塔和产品分馏塔。脱硫化氢汽提塔采用水蒸汽汽提，塔的操作压力一般在0.7MPa左右；产品分馏塔可采用水蒸汽汽提，也可以采用塔底重沸炉供热方式。产品分馏塔的操作压力一般在0.150.25MPa范围内。采用双塔流程，含硫气体可有效回收和利用。该装置加氢精制目的是生产低硫高十六烷值的轻质油，因此采用双塔汽提流程。2.4.6工艺流程简述2.4.6.1反应部分原料自焦化装置来，在原料缓冲罐液面控制下，通过原料油过滤器进行过滤，除去原料中大于25m的颗粒后，进入原料油缓冲罐。原料油经加氢进料泵升压后，在流量控制下，经原料油/精制油换热器换169、热后与混合氢混合。混合进料经反应流出物/混合进料换热器换热后，进入反应进料加热炉加热至反应所需温度，再进入加氢精制反应器，在催化剂作用下进行脱硫、脱氮等反应。该反应器设置两个催化剂床层，床层间设有注急冷氢设施。自反应器来的反应流出物经换热至220首先进入热高压分离器进行气液分离。热高分气经热高分气/混合氢换热器换热后，再经热高分气空冷器冷却至50进入冷高压分离器。为了防止热高分气中的铵盐在低温部位析出，堵塞设备和管路，除氧水先经换热器冷却至40再经注水泵注入热高分空冷器入口管线。冷却后的热高分气在冷高压分离器进行油、气、水三相分离。冷高分油在液位控制下，进入冷低压分离器。冷高分气经循环氢脱硫塔170、入口分液罐脱除携带的微液滴后进入循环氢脱硫塔底部。自装置外来的贫溶剂经贫溶剂泵升压进入循环氢脱硫塔顶部。脱硫后的循环氢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，然后分成两路，一路与来自新氢压缩机出口的新氢混合成为混合氢；另一路作为急冷氢至反应器。自热高压分离器底部出来的热高分油在液位控制下，进入热低压分离器闪蒸。热低分气经热低分气冷却器冷却后与冷高分油混合进入冷低压分离器。 冷低压分离器闪蒸出的冷低分气至低分气脱硫装置脱硫后经PSA回收氢气。冷低分油与热低分油分别在液位控制下混合后至脱硫化氢汽提塔。冷高分酸性水、冷低分酸性水与分馏部分酸性水汇合后至工厂酸性水汽提装置。自制氢装置来的新171、氢经新氢压缩机入口分液罐分液后进入新氢压缩机，经两级升压后与循环氢出口的循环氢混合。2.4.6.2 分馏部分分馏部分为双塔汽提流程。混合后的热低分油与冷低分油进入脱硫化氢汽提塔，塔顶油气经脱硫化氢汽提塔顶空冷器、脱硫化氢汽提塔顶冷却器冷凝冷却后，进入脱硫化氢汽提塔顶回流罐三相分离，含硫化氢气体去干气脱硫装置脱硫；酸性水经酸性水总管至酸性水汽提装置；回流液经脱硫化氢汽提塔顶回流泵升压后全部作为塔顶回流；塔底油经精制燃料油/分馏塔进料换热器与精制燃料油换热后进入产品分馏塔。产品分馏塔顶油气经产品分馏塔顶空冷器、产品分馏塔顶冷却器冷凝冷却后，进产品分馏塔顶回流罐。粗石脑油经产品分馏塔顶回流泵升压后一172、部分作为塔顶回流，一部分作为精制溶剂油产品出装置；含油污水进入含油污水总管，由工厂统一处理。分馏塔底油一部分经分馏塔底重沸炉泵升压，分馏塔底重沸炉加热后返塔；另一部分作为产品由精制溶剂油泵升压、经精制燃料油/分馏塔进料换热器、精制燃料蒸汽发生器、原料油/精制溶剂油换热器、精制溶剂油空冷器换热、冷却至50出装置。2.4.7 加氢精制主要工艺过程操作条件表5-33 加氢精制装置主要操作条件项目初期末期保护剂和催化剂FZC-102B/FZC-103/FH-UDS入口氢分压，MPa（G）6.66.8反应器入口氢油体积比300总温升，4342平均反应温度，339368热高压分离器温度，220冷高压分离器173、温度，45冷高压分离器压力，MPa（G）7.3冷低压分离器温度，45冷低压分离器压力，MPa（G）2.72.4.8 主要设备选择2.4.8.1反应器反应器为热壁板焊结构反应器主体材料选用2 1/2Cr-1Mo内壁堆焊TP.309L+TP.347，堆焊层厚度为6.5mm。反应器内设有二个催化剂床层。反应器顶部设有入口分布器、顶部分配盘，两床层间设有冷氢喷射盘及再分配盘，底部有出口收集器。2.4.8.2高压换热器该装置中冷换设备共有18台，其中有7台高压换热器采用螺纹锁紧环结构，4台低压换热器采用U型管结构，6台为浮头式换热器，1台为套管式换热器。2.4.8.3其他高压容器热高压分离器、冷高压分离174、器、循环氢脱硫塔、循环氢脱硫塔入口分液罐、循环氢压缩机入口分液罐等高压容器均为板焊结构，主体材料选用16MnR(R-HIC)纯净钢。该材料的内部致密性，各向均匀一致性，冲击韧性，抗湿硫化氢应力腐蚀及氢致诱导开裂性能优良，提高了设备的耐腐蚀能力。另外，采用16Mn(R-HIC) 纯净钢，可使设备重量降低，缩短制造周期，且有利于设备的整体运输和起吊。高压空冷器管箱为板焊丝堵式结构。为防止NH4 (HS)的腐蚀，空冷器采用incoloy 825材料，虽增加了装置的建设投资，但对保证其长周期运行是有利的，是一种较理想的选择。2.4.8.4新氢压缩机沈阳气体压缩机股份有限公司引进德国Borsig公司和瑞175、士ARECO公司技术、无锡压缩机股份有限公司等生产的氢压机已在国内多套加氢装置中投用。新氢压缩机可采用对称平衡式压缩机，两级压缩，两列布置。配套电机采用无刷励磁增安型同步电机。2.4.8.5循环氢压缩机沈阳鼓风机厂为国内多套加氢精制装置配套过循环氢压缩机，上海鼓风机厂、锦西化机厂也为国内加氢装置配套过循环氢压缩机。杭州汽轮机厂按引进的西门子技术生产的积木块式汽轮机投用批量大，运行效果良好。对于该装置，循环氢压缩机及其驱动机均可国内制造。对于该装置，循环氢压缩机及其驱动机均可国内制造，为增加其运行可靠性，建议压缩机的关键部件（干气密封、轴系仪表等）考虑国外引进。2.4.8.6反应进料泵该泵扬程高176、，应采用多级筒型泵。主泵由防爆电机和液力透平（通过超越离合器）联合驱动，备泵由电机驱动。鉴于国内尚未生产过高温液力透平，建议主泵组国外引进。2.4.8.7 加热炉反应进料加热炉1台，设计负荷 10.5 MW，分馏塔底重沸炉1台，设计负荷16.5MW。反应进料加热炉采用辐射对流型立管立式炉。该炉是在高温、高压和临氢环境下操作，故炉管选用TP321H 材质，双面辐射，以提高炉管表面热强度，增加表面热强度的均匀性，降低装置投资。对流段采用翅片管以强化传热，提高对流传热系数。设置空气预热器以提高加热炉热效率。分馏塔底重沸炉采用辐射对流型立管圆筒炉。1Cr5Mo炉管，对流段采用扩面管以强化传热，提高对流177、传热系数。设置空气预热器以提高加热炉热效率。2.4.8.8主要工艺设备汇总该装置主要工艺设备109台，汇总明细如下：反应器 1 台加热炉 2 座塔器 3 台容器 30台换热器 18台空冷器 25片压缩机 3 台泵 23台自动反冲洗过滤系统 1 套其它小型设备 31台2.4.9消耗指标及能耗2.4.9.1 催化剂、化学药剂及辅助材料消耗表5-34 辅助材料消耗指标序号名称型号及规格数量 t备注1催化剂85一次装入量寿命：6年2保护剂3一次装入量寿命：3年3瓷球3,6,1325寿命：3年4硫化剂DMDS16预硫化时用5缓蚀剂SF-121D12年用量2.4.9.2公用工程消耗表5-35 公用工程消耗178、指标序号介质名称单位连续量最大量备注1循环水t/h600 8002除氧水t/h53净化水t/h4 4新鲜水t/h3间断5含硫污水t/h7 6含油污水t/h1 1.87电耗量/6000VkW2050380V/220VkW320/2083.5MPa蒸汽t/h4.591.0MPa蒸汽t/h-1 0.5MPa蒸汽t/h-6 自产,背压10燃料气kg/h850 2000热值41868 kJ/ kg11净化压缩空气Nm3/h30 12非净化压缩空气Nm3/h1200最大瞬间用量13氮气140020000开工一次用量14贫MDEA溶液t/h63 2.4.9.2能耗指标加氢精制装置的能耗指标见表5-36。表5179、-36 加氢精制装置能耗指标序号消耗介质名称单位耗量小时耗量能耗折算指标单位能耗单位数量单位 数量单位 数量MJ/tkgEo/t1循环水t/t2.58t600MJ/kg4.1921.650.522除氧水t/t0.05t5MJ/kW.h385.1917.690.423净化水t/t0.03t4MJ/t96.33.320.084电kWh/t20.58KW2390MJ/t11.84243.705.8053.5MPa蒸汽t/t0.04t4.5MJ/t3684142.773.4161.0MPa蒸汽t/t-0.01t-1MJ/t3182-27.40-0.6570.5MPa蒸汽t/t-0.05t-6MJ/t2180、763-142.77-3.418燃料气t/t7.32kg850MJ/t41.86306.427.329净化压缩空气Nm3/t0.26Nm330MJ/t1.590.410.0110氮气Nm3/t0.43Nm350MJ/t6.282.700.06合计568.4913.582.5硫磺回收装置根据项目总流程的安排，需建设规模为5万吨/年硫磺回收装置，实际硫磺年产量为4.476万吨，与之配套的部分还包括酸性污水汽提装置和溶剂集中再生部分。根据硫磺回收装置运行的实际情况，为了与其他装置三年一修相适应，年开工小时数为8400h。2.5.1酸性气组成表5-37溶剂再生酸性气组成数据组分范围 %（v）设计值%（181、v）H2S869491.0CO2243.0烃0.521.0H2O365.0总计100100表5-38污水汽提酸性气组成数据组分范围 %（v）设计值%（v）H2S344036.6烃0.110.6NH3344037.1CO2130.7H2O222825.0总计1001002.5.2产品性质固体硫磺质量可达到GB2449-92标准中的优等品质量标准。表5-39 固体硫磺质量纯度铁灰分有机物水酸度(H2SO4)砷机械杂质w%99.90.0030.030.030.10.0030.0001无排空烟气中SO2浓度960mg/Nm3，H2S含量10ppm，满足国家大气污染物综合排放标准（GB16297-199182、6）的要求。2.5.3催化剂性质（1）CLAUS转化催化剂主要技术规格见表5-40。表5-40 CLAUS转化催化剂主要技术规格序号项目单位指标1颜色及形状红褐色小球2外型尺寸mm463化学组成-Al2O3浸渍活性化合物4比表面积m2/g2005堆密度kg/L0.80.96磨损率%（wt）0.67平均压碎强度N/粒150（2）尾气加氢催化剂主要技术规格见表5-41表5-41 尾气加氢催化剂主要技术规格序号项目单位指标1颜色及形状灰兰色小球2外型尺寸mm463比表面积m2/g1804堆密度kg/l0.850.95530nm孔容ml/g0.196平均压碎强度N/粒1202.5.4物料平衡表5-42183、 硫磺回收物料平衡项 目kg/ht/a入方1、含氨酸性气5404536其中：硫化氢3603024氨18015122、再生酸性气482440522其中：硫化氢502642218二氧化碳20016803、空气180161513344、燃料气34228755、氢气44368合 计29532248069出方1、硫磺5329447642、烟气21896183926其中：二氧化硫121013、酸性水229519278合 计295322480692.5.5工艺技术路线选择酸性水汽提工艺主要有单塔加压侧线抽出汽提、单塔低压全吹出汽提、双塔加压汽提及双塔高低压汽提四种工艺流程。下面将国内普遍应用的单塔加压侧线抽184、出汽提、双塔加压汽提及单塔低压全吹出汽提三种工艺。本项目建议书按单塔低压全吹出汽提工艺考虑。单塔常压汽提工艺是在低压状态下单塔处理酸性水，硫化氢及氨同时被汽提，酸性气主要为硫化氢及氨的混合气。原料酸性水经脱气除油后，进入汽提塔的顶部，塔底可以用0.4MPa蒸汽加热汽提，酸性水中的硫化氢、氨同时被汽提，自塔顶经冷凝、分液后，酸性气送至硫磺回收部分回收硫磺，塔底即得到合格的净化水。溶剂再生采用常规汽提再生法，再生塔底重沸器热源采用低压蒸汽。由于全厂溶剂集中再生，各装置只能使用相同的一种溶剂。目前国内炼厂气体脱硫所用的脱硫溶剂主要是醇胺类，采用复合型MDEA溶剂，普遍收到较好的使用效果。MDEA溶剂185、浓度按30%(wt)进行设计。根据国外及国内其他大中型炼厂的经验，本着国产化原则，硫磺回收装置应考虑多系列为宜，这样能适应炼厂原料含硫变化、生产方案变化以及上游装置操作检修周期的不同等多种因素所带来的硫磺回收负荷变化。实际生产中多系列可以互备、互连。本项目建议书考虑按照以下方案进行配置：即CLAUS段、液硫脱气段、尾气处理段及尾气焚烧段等按照分别单独配置；尾气吸收溶剂的再生系统、尾气排放烟囱、液硫成型、储存等按照一套配置。2.5.6硫磺回收工艺技术说明自20世纪30年代克劳斯工艺（CLAUS）工业化以来，以硫化氢酸性气为原料的硫磺回收生产装置得以迅速发展，特别是五十年代以来开采和加工含硫原油及186、天然气，工业上普遍采用了Claus过程回收元素硫。据不完全统计，世界上已建成500多套装置，从硫化氢中回收硫磺的产量达3000多万吨/年，占世界产品硫总量的45%。经过几十年的发展，Claus法在催化剂、自控仪表、设备结构和材质等方面取得很大的进展，但在工艺路线上并无多大变化，普遍采用的仍然是直流式或分流式工艺。采用Claus法从酸性气中回收元素硫时，由于受反应温度下化学平衡及可逆反应的限制，即使在设备和操作条件良好的情况下，使用活性好的催化剂和三级Claus工艺，硫磺回收率最高也只能达到9697%，仍有34%的硫以SO2的形式排入大气，这就意味着未回收下来的硫化物排入大气将造成严重的环境污染187、问题。硫磺回收尾气处理工艺技术就是为解决这一问题而产生和发展的，已实现工业化的尾气净化工艺已近20种之多。世界各国工业化的发展加速了污染源的扩大，促使人们越发注意保护环境问题，并颁布了相应的法规。虽然各国执行的环保标准不同，但总的趋势是倾向于更加严格。美国的尾气处理技术取得了较大的进展。世界各国在不断开发具有高活性催化剂的同时，不断研究和改进硫磺回收工艺，提高硫回收装置效能，发展尾气处理技术。在过去十余年发展最快的硫磺回收和尾气处理工艺主要有：Superclaus、MCRC、SCOT 、RAR、HCR、LS-SCOT及Super-SCOT。我国自1966年第一套从天然气中回收硫磺的装置投产以来188、，随着加工原油硫含量及天然气开采量的增加及环保要求的提高，硫磺回收装置的数量及规模迅速增加，近年来，国内硫回收工艺技术水平也有很大提高，齐鲁石化公司和泸州天然气研究院相继研制几种专门性能的催化剂，正在逐步形成国产硫磺回收催化剂系列。目前国内硫磺回收装置已超过100余套，其中炼油厂70余套，单套规模最小的为300吨/年，最大的为10万吨/年，绝大部分规模偏小，1万吨/年以下约35套。三十多年来，我国自行设计与投产的装置约有八十余套，工艺方法除少数厂因处理低浓度酸性气采用分流法外，其余都是采用部分燃烧法，转化器级数大多采用二级转化，过程气加热方式大多采用外旁路掺合，硫磺尾气大多采用热焚烧。仅有40189、余套设有尾气处理设施，能够满足国家排放标准的仅有30余套。随着装置规模扩大及环保标准日趋严格等诸多因素影响，尾气仅经热焚烧已不能满足要求，因而近年来先后从国外引进了几种尾气处理技术，如：SUFUREEN、CLAUSPOL 、MCRC、SUPERCLAUS、串级SCOT、RAR硫磺回收及尾气处理工艺。我国从1997年1月1日开始实施新的环保标准“GB16297-1996”，对SO2排放浓度作了严格规定，新污染源SO2960mg/m3n（336ppm(v)），现有污染源SO21200mg/m3n（420ppm(v)），并对SO2排放量也作了规定。对该装置言，相应的硫磺回收率必须在99.8%以上才能190、满足要求。必须采用还原吸收工艺才能达到要求。SuperClaus工艺和MCRC工艺虽具有良好的技术经济性，不需要另加尾气处理装置，但硫回收率仅99%左右，不能满足国家环保排放标准要求；还原吸收工艺虽投资和操作费用较高，但硫磺回收率可以达到99.8%以上。推荐采用两级转化Claus硫磺回收+还原吸收尾气处理工艺。2.5.7工艺流程简述2.5.7.1 酸性水汽提流程简要说明自装置外来的混合酸性水，进入原料水脱气罐，脱出的轻油气送至低压瓦斯管网。脱气后的酸性水进入原料水罐沉降脱油，再经原料水泵加压后进入原料水除油器进一步脱油，脱出的轻污油间断自流至地下污油罐，经地下污油泵间断送至工厂污油罐区。除油后191、的酸性水进入原料水缓冲罐，经原料水增压泵加压，再经原料水净化水换热器与主汽提塔底净化水换热至100，进入主汽提塔上部。塔底用重沸器间接加热汽提，以保证塔底温度129。汽提塔底净化水与原料水换热后，由净化水增压泵加压，经净化水空冷器、净化水冷却器冷却至40，一部分送至上游装置回用，其余排至含油污水管网。汽提塔顶酸性气经酸性气空冷器冷凝冷却至85后进入塔顶回流罐，分出的酸性气送至硫磺回收单元回收硫磺；凝液经塔顶回流泵返塔作为回流。原料水罐顶部设置氮气水封罐，以密闭有害气体的泄放，减轻对操作环境的污染。开工初期，净化水可通过开工循环线返至原料水罐，实现内部循环，直到净化水合格为止。2.5.7.2 溶192、剂再生自上游加氢装置循环氢脱硫和焦化干气和液化气脱硫来的混合富溶剂(6570)，进入装置经富液过滤器过滤后，进入富液闪蒸罐，闪蒸出大部分溶解烃，再经富溶剂泵加压，并经贫富液换热器换热至98，进入再生塔，塔底由重沸器供热，进行间接蒸汽加热。塔顶气体经再生塔顶空冷器和再生塔顶水冷却器冷凝冷却、酸性气分液罐分液后，酸性气送至硫磺回收，冷凝液经再生塔顶回流泵返塔作为回流。塔底贫液经贫富液换热器换热，由贫液加压泵加压，经贫液空冷器冷却至55后进入溶剂缓冲罐，由溶剂循环泵加压送至上游加氢装置循环氢脱硫和焦化干气和液化气脱硫单元循环使用。2.5.7.3 硫磺回收a) 硫磺回收部分来自溶剂再生的富H2S酸性气193、和来自酸性水汽提的富NH3酸性气分别进入酸性气分液罐分液，分液后的富NH3酸性气和一部分富H2S酸性气混合进入主燃烧炉（第一区），剩余部分的富H2S酸性气进入主燃烧炉（第二区）。尾气处理部分再生出的富H2S气体返至酸性气进装置管道中。由燃烧炉鼓风机来的空气进入酸性气燃烧炉，酸性气燃烧配风量按烃类完全燃烧和1/3硫化氢生成二氧化硫来控制。进炉酸性气与燃烧炉空气采用主回路比例调节，尾气管道上设置H2S/SO2比例在线分析仪，连续分析尾气的组成，反馈微调进炉空气，使过程气中H2S/SO2尽量接近2:1，最大限度提高H2S转化率，提高克劳斯部分硫回收率。燃烧后高温过程气进入废热锅炉产生4.4MPa蒸汽194、，过程气被冷却至350，经一级冷凝器冷却、分离液硫，过程气用废热锅炉产生的中压蒸汽加热至所需温度后，进入一级反应器，进行CLAUS反应，然后经二级冷凝分离硫；过程气用用废热锅炉产生的中压蒸汽加热至所需温度后进入二级反应器，进行CLAUS反应，然后进入三级冷凝器分离出液硫；过程气再经液硫捕集器进一步捕集硫雾后，送至尾气处理部分。由各硫冷凝器冷凝分离出的液硫经硫封至硫池，液硫在液硫脱气装置内进行脱气，排出的H2S和空气一起用蒸汽喷射器抽送到主燃烧炉或尾气焚烧炉。脱气后的液硫送至液硫成型机成型，固体硫磺经计量、自动包装、缝袋后储存在仓库内或直接销售至厂外。酸性气分液罐分出的酸性液进入酸性液压送罐，酸195、性液定期用泵送至酸性水汽提装置原料水罐进一步处理。b) 尾气处理部分自硫磺回收部分来的过程气，采用加热炉加热升温，并设置外部氢气源保持尾气加氢反应所需的氢气浓度。过程气和氢气混合后进入加氢反应器，其中的各种硫化物被水解加氢还原为H2S，加氢后过程气经废热锅炉冷却后送入急冷塔进一步冷却，其中的水蒸汽组份被冷却分离，产生的急冷水由急冷水泵送至酸性水汽提装置处理。急冷后的尾气进入溶剂吸收塔，与甲基二乙醇胺（MDEA）溶剂逆流接触，其中的H2S和少部分CO2被溶剂吸收，吸收塔顶出来的尾气进入焚烧炉，用燃料气加热进行热焚烧，使硫化物焚烧为SO2，焚烧炉烟道气经中压蒸汽过热器和废热锅炉冷却，烟道气降温到约196、350后通过120米烟囱排空。吸收了H2S和少部分CO2的富液经泵升压在贫-富液换热器内与贫液换热后进入溶剂再生塔上段，塔顶酸性气体经冷却分液后返至硫磺回收酸性气燃烧炉，冷凝液返回塔顶作为回流；离开再生塔的贫液在贫-富液换热器内与富液换热后，用贫液泵送至贫液空冷器及后冷器冷却，进入吸收塔顶部循环使用。2.5.8主要设备2.5.8.1 酸性水汽提酸性水汽提装置主要工艺设备汇总见表5-43。表5-43 酸性水汽提工艺设备汇总表序号设备类型单位数量备 注1塔类座32容器类台243冷换类台214空冷类片185机泵类台272.5.8.2溶剂再生溶剂集中再生装置主要工艺设备汇总见表5-44。表5-44 溶197、剂集中再生工艺设备汇总表序号设备类型单位数量备 注1塔类座32容器类台323冷换类台224空冷类片445机泵类台332.5.8.3 硫磺回收2.5.8.3.1工业炉类（1）酸性气燃烧器燃烧器是Claus硫磺回收装置中的关键设备，酸性气燃烧器的性能直接影响装置的硫回收率及产品的质量，其操作弹性直接决定着装置的操作弹性，其使用寿命也直接决定着整个装置的开工时间。性能优良的燃烧器应该具备以下工艺特点：使气体充分混合达到反应平衡、使原料气的杂质NH3、烃类完全燃烧、没有过剩氧，实现点火及控制的自动化。为确保装置的长周期、安全可靠地运行，建议本装置采用进口燃烧器及相关的技术。具体选用何种技术须进行详细的198、技术询价，技术经济比较后确定。目前国内用的最多、效果最好的是荷兰DUKER公司的火嘴。（2）酸性气燃烧炉酸性气燃烧炉设计具有以下结构特点：燃烧炉不设防爆门，壳体按0.5MPa设计压力设计。壳体设计工作壁温为200250，以有效防止露点腐蚀。炉体外部设置防雨罩，可在各种气象条件下确保壳体工作壁温。炉衬设计温度按1600，最高允许工作温度为1800，迎火面选用CG-GM耐火刚玉砖，第二层选用CG-C3的耐磨耐酸衬里，第三层用CG-1200的隔热耐酸衬里，这种结构的优点是耐火温度高，隔热效果好，使用寿命长，可保证使用寿命在10年以上。（3）尾气加热炉尾气加热炉是采用燃烧炼厂燃料气来加热尾气，燃料气燃199、烧后与尾气混合并加热尾气，混合后的气体进入加氢反应器。通过燃料气密度在线分析仪，采用高低交叉限位控制的方案，控制燃料气燃烧的次当量比例，为此，燃烧器选用进口，同时在尾气加热炉出口设置氧含量在线分析仪，由此来控制燃料器的进风量。为使尾气与燃料气燃烧产物均匀混合，尾气采用旋转进料及在出口处设置花墙砖。（4）加氢尾气废热锅炉加氢尾气废热锅炉利用加氢反应器出口气体的热量，产生0.4MPa的蒸汽。采用蒸发空间与汽水分离空间合一的“壶型”结构，不设单独的汽包，换热管采用323.57000。管板采用柔性结构。（5）尾气焚烧炉尾气焚烧炉燃烧器采用强制预混的结构型式，安全可靠，燃烧强度高。燃烧器配有自动点火及火200、焰监测等功能。2.5.8.3.2反应器类一、二级反应器、尾气加氢反应器均采用卧式结构。一、二级反应器及加氢反应器壳体材质均为碳钢，设备内部采用内衬耐酸隔热衬里，外设保温层结构。由于设备操作状态下沿轴向会产生较大的位移，因此活动支座采用滚动鞍式支座。2.5.8.3.3塔类急冷塔。塔体采用复合钢板（20R+0Cr18Ni10Ti），塔内件采用14层喷淋式塔盘，以保证装置合适的操作弹性，材质为不锈钢。尾气吸收塔塔体采用碳钢，整体热处理，塔内件采用高性能填料，以保证装置合适的操作弹性，材质为不锈钢。2.5.8.3.4硫磺成型及自动包装、码垛设施硫磺造粒机与全自动包装码垛机均选用国产设备，所处区域为爆炸201、性粉尘环境11区，防爆标志为DTT11，电机主体的防护等级不低于IP54，接线盒的防护等级不低于IP65。考虑到全自动包装码垛生产线的可靠性，选用2套，单套包装能力.。造粒机布置在硫磺仓库二层的成型间内，造粒通过皮带输送机与斗式提升机送入包装料仓，为两台全自动包装码垛生产线供料。 两台全自动包装码垛生产线安装在硫磺仓库的一层，包装码垛完成后，由叉车运往硫磺仓库储存或装车外运出厂。2.5.7.3.5设备汇总表（1） 机械设备汇总表表5-45 机械设备汇总表序号名 称规格数量备注1硫磺粒状成型机4t/h2台2全自动包装码垛生产线2套3皮带输送机4t/h14斗式提升机3t/h15包装料仓16起重机1202、6防爆电瓶叉车5t27叉车托盘200（2）主要工艺设备汇总表5-46 硫磺回收工艺设备汇总表序号项 目单位数量备 注1反应器类台122塔类座103容器类台48含硫池及排污罐4冷换类台575空冷类片276废热锅炉类台24含蒸汽过热器及汽包7加热炉座128鼓风机类台239硫磺造粒成型机套410机泵类台5711烟囱座12.5.8公用工程消耗与能耗2.5.8.1 消耗指标（1） 酸性水汽提表5-47 酸性水汽提公用工程消耗序号项 目单 位消耗指标备注1新鲜水t/h1/30正常/间断2循环水t/h360/700正常/最大3电（380V）电机功率kWh200轴功率250/350正常/最大4净化空气Nm3/203、h805非净化空气Nm3/h100*间断60.4MPa蒸汽t/h7.0/9.0正常/最大7凝结水t/h-3.0/8.0外输8氮气Nm3/h100/300*正常/间断(2) 溶剂再生表5-48 溶剂再生公用工程消耗序号项 目单 位消耗指标备注1新鲜水t/h1/40*正常/间断2循环水 t/h240/500正常/最大3电（380V）电机功率kWh240轴功率190/340正常/最大4净化空气Nm3/h100正常5非净化空气Nm3/h150*间断60.4MPa蒸汽t/h2.5/5正常/最大7凝结水t/h-2.5/15外输8氮气Nm3/h30/150*连续/间断(3) 硫磺回收表5-49 硫磺回收公用204、工程消耗序号项 目单 位消耗指标备注1新鲜水t/h1/12*正常/间断2中压除氧水t/h32/40正常/最大3低压除氧水t/h1.0/2.0正常/最大4循环水t/h700/1000正常/最大5除盐水t/h30开工用6电（6000V）电机功率kWh760轴功率620/800正常/最大电（380V）电机功率kWh640轴功率570/800正常/最大7净化空气Nm3/h1608非净化空气Nm3/h100/300*正常/间断94.2MPa蒸汽t/h-32 产汽104.2MPa蒸汽t/h3.0 消耗111.0MPa蒸汽t/h1.0 消耗120.4MPa蒸汽t/h-6.4 产汽130.4MPa蒸汽t/h5205、.0 消耗14凝结水t/h-16/20 外输15氮气Nm3/h70/150*正常/间断16氢气Nm3/h600/800* 连续/间断17燃料气kg/h500/800正常/最大18含盐污水kg/h1.0/4正常/最大注：氮气最大量持续时间约58min.2.5.8.2 催化剂、化学药剂等用量表5-50 催化剂、化学药剂等用量序号名 称型号或规格年用量t一次装入量m3预期寿命1复合型MDEA 503202克劳斯催化剂2453加氢催化剂1254活性炭2035编织袋50kg90万条2.5.8.3 能耗（1） 酸性水汽提表5-51酸性水汽提能耗表序号项 目年耗量能耗指标总能耗单位能耗备注单位数量单位 数量206、104MJMJ/t酸性水量：1电104kW.h/a358MJ/ kW.h11.84424188.8060t/h20.4MPa汽t/a55720MJ/t276315395322.353新鲜水t/a7960MJ/t7.1260.124循环水104t/a287MJ/t4.19120025.145凝结水t/a-5970MJ/t320.3 -192-4.00 外输6净化风104Nm3/a64MJ/Nm31.591012.127氮气104Nm3/a80MJ/Nm36.2849910.4710.62kgEo/t合计21251444.99 （2） 溶剂再生表5-52 溶剂再生能耗表序号项 目年耗量能耗指标总能207、耗单位能耗备注单位数量单位 数量104MJMJ/ t富液量：1电104kW.h/a382MJ/kW.h11.84452394.721260t/h 20.4MPa汽t/a39800MJ/t276310997230.253新鲜水t/a15920MJ/t7.12120.244循环水104t/a382MJ/t4.19160033.525凝结水t/a -40000MJ/t320.3-1275-26.69 外输6净化风104Nm3/a159MJ/nm31.592535.307氮气104Nm3/a48MJ/nm36.283006.288.21kgEo/t合计18960343.62 （3） 硫磺回收表5-53208、 硫磺回收能耗表序 号项 目年耗量能耗指标总能耗单位能耗备注单位数量单位 数量104MJMJ/t硫磺量：1电104kW.h/a560MJ/ kW.h11.846630 276.27 2.25万吨 23.5MPa汽104t/a-11.6MJ/t3684-42734 -1780.60 外输31.0MPa汽104t/a-2.16MJ/t3182-6873 -286.38 40.4MPa汽104t/a-0.56MJ/t2763-1547 -64.47 5新鲜水104t/a0.4MJ/t7.123 0.12 6循环水104t/a280MJ/t4.191173 48.88 7凝结水104t/a-0.64M209、J/t320.3-205 -8.54 外输8DOW104t/a13.2MJ/t385.195085 211.85 9燃料气104t/a0.20 MJ/t4186883734372.1510净化风104nm3/a64MJ/nm31.59102 4.24 11非净化风104nm3/a40MJ/nm31.1747 1.95 12氮气104nm3/a24MJ/nm36.28151 6.28 -29.03kgEo/t合计45566-1218.252.5.8.4 节能措施分析（1）酸性气燃烧炉废热锅炉和焚烧炉废热锅炉产生4.4MPa中压蒸汽，在能量升值、逐级利用上更加合理；（2）尾气加氢反应器出口设置尾气210、处理废热锅炉，产生0.4MPa低压蒸汽，同时降低了急冷塔的冷却负荷；（3） 尾气焚烧炉出口设置中压蒸气过热器及废热锅炉，烟道气不需要混兑空气冷却；（4） 装置内设置了凝结水扩容系统和凝结水回收系统，用于回收装置内各排放点排放的凝结水，回收的凝结水用于一、二、三级冷凝冷却器以及尾气处理废热锅炉发生蒸汽，剩余部分送至工厂凝结水管网；（5）酸性气燃烧炉鼓风机采用离心式风机，减少了空气放空量，从而减少风机的功率损失。2.610万吨/年MTBE装置根据项目总流程的安排，需建设规模为10万吨/年MTBE装置，实际MTBE年产量为10.355万吨，以气体分馏装置混合碳四馏份和外购甲醇为原料，生产MTBE产品211、。根据MTBE装置运行的实际情况，为了与其他装置三年一修相适应，年开工小时数为8400h。 装置规模及开工时数装置公称规模为10万吨/年MTBE。装置年开工时数为8400小时。2.6.2装置组成装置由原料预处理部分、反应及产品分离部分和甲醇回收部分三部分组成。2.6.3 原料及产品性质2.6.3.1原料性质本装置原料为气分装置碳四馏份和外购甲醇，其规格如下：.2混合碳四原料组成该装置原料为气体分馏装置脱丙烷塔底来的混合碳四馏分，组成如下： 表5-54 混合碳四原料组成组分mol %丙烯0.16丙烷0.20异丁烷29.72丁烯-19.16异丁烯23.64正丁烷5.57反丁烯-215.16顺丁烯-212、214.85碳五1.55合计1002.6.3.3 工业甲醇，见表5-55（按国家标准优级品 GB-338-92）表5-55 甲醇规格序号项 目单 位规 格1外观无色透明液体，无可见杂质2色度（铂-钴）号53密度（20）g/ml0.7910.7924沸程(760mmHg)64.065.55蒸馏量ml986馏程（包括64.60.1）0.87高锰酸钾试验分508水溶液试验澄清9水分含量%0.1010游离酸（以HCOOH计）含量ppm1511游离碱（以HN3含量）ppm212羰基化合物（以HCOH计）含量ppm2013蒸发残渣ppm1014气味无特殊异臭气味15乙醇含量%0.012.6.3.4 产品性213、质（1） MTBE产品规格及理化性质表5-56 MTBE产品规格组分重量%MTBE（含MSBE）98（扣除C5）叔丁醇0.40.8二聚物0.30.6甲醇0.10.4C40.5表5-57 MTBE产品主要理化性质项 目数 据沸点（常压）55.4比重0.77分子量88.15含氧量 %18.5闪点 -28燃点 460研究法辛烷值RON117马达法辛烷值 MON101（2） 未反应碳四产品规格本装置的副产品为未反应碳四馏分，可用作民用液化气燃料。其规格如下：表5-58未反应碳四产品规格组分wt%甲醇50ppmMTBE50ppm2.6.3.5 产品用途装置MTBE产品送往罐区，作为高辛烷值调合产品外销。214、2.6.3.6 催化剂性质表5-59 催化剂性质项 目指 标测 试 标 准外观灰色至灰褐色球粒目测含水量，4852GB5757-86重量交换容量/mmolg-15.2GB814487湿真密度/gmL-1(20)1.201.30GB8330-87湿视密度/gmL-10.750.85GB8331-87耐磨率，85HG2-885-76平均孔半径/nm1630比孔容/Ml.g-10.250.50比表面积/m2.g-14575粒度（0.351.2mm），%95GB5758-86堆密度/g.mL-1(干基)0.600.65甲醇中溶胀度，（干基）3040最高耐热温度/120出厂型式氢型2.6.4物料平衡物料215、平衡见表5-60表5-60物料平衡项 目kg/h104t/a原料 碳四馏分4459537.46甲醇40003.36合 计4859540.82产品MTBE110129.25未反应碳四3758331.57合 计4859540.822.6.5工艺技术选择.1工艺技术路线选择甲基叔丁基醚作为优良的高辛烷值汽油调和组分，近几十年来得到了飞速的发展。由洛阳石化工程公司主持开发的膨胀床反应器低醇烯比合成MTBE工艺技术于1991年10月通过中石化总公司的技术鉴定，并荣获国家科技进步三等奖和中石化总公司科技进步二等奖。具有投资少、操作稳定、催化剂寿命长等优点。在此基础上开发的混相膨胀床工艺，充分利用反应热，简216、化工艺流程，减少了蒸汽和循环水的消耗。齐鲁石化研究院从80年开始研究MTBE生产技术，至今已先后开发了五种合成MTBE技术，并实现工业化，其中催化蒸馏技术获得中石化总公司科技进步一等奖，各项操作指标达到或超过世界先进水平。由LPEC与齐鲁石化研究院及庆化(集团)有限责任公司联合开发的新型混相膨胀床+反应蒸馏技术已在庆化7000吨/年MTBE装置上实现了工业化，各项指标均达到或超过了设计指标，该技术综合了膨胀床、混相反应及催化蒸馏的优点，是多种MTBE生产技术的完美结合。工艺技术特点(1) 采用混相膨胀床技术，在泡点下操作，通过反应压力来调节物料的汽化率，从而达到对反应温度及反应转化率的控制。由217、于充分利用了反应热，降低重沸器热量，从而达到了节能的目的。此外，反应物料自下部进入反应器，在一定的线速下，催化剂颗粒呈膨胀状态，且催化剂颗粒有轻微扰动，这大大加快了床层内的质量传递和热量传递，从而避免局部过热所造成的催化剂寿命缩短、催化剂结块等不良现象，同时也减少了二甲醚（DME）副反应的发生；(2) 转化率高。在反应蒸馏段，采用了边分离边反应的多段分离和反应技术，不断打破合成MTBE的平衡，使反应不断向生成MTBE的方向进行，异丁烯的总转化率可达8%以上；(3) 操作灵活。在反应后期，为避免因催化剂活性降低，所造成的异丁烯转化率的下降，可提压操作，使反应温度提高，加快反应速度；(4) 与带外218、循环取热的反应工艺相比，该工艺技术具有下列优点：流程短，工艺简单；节省投资及占地；降低蒸汽消耗。.2工艺流程简述装置由原料预处理部分，反应及产品分离部分和甲醇回收部分三部分组成。a）原料净化部分气体分馏装置来的混合C4馏分进入装置碳四缓冲罐，从此罐抽出的混合C4经C4泵增压后，进入脱碱罐，脱除混合C4游离水中所含的胺、碱及碱金属离子等，以保护催化剂。物料切线进入脱碱罐，由于水的密度较大，在离心力作用下，从混合C4中分离出来。从系统罐区来的原料甲醇进入甲醇罐，两股原料分别经C4泵及甲醇泵按甲醇/异丁烯=1.15（分子比）配比后进入静态混合器，经充分混合后进入净化器。净化器内装树脂催化剂，以脱除混219、合C4中残留的胺、碱或碱金属离子，两台净化器切换操作，定期更换失活的催化剂。 b）反应及产品分离部分经原料处理后的混合C4进入反应进料预热器，然后进入膨胀床反应器底部。反应进料自下而上流经树脂催化剂床层，发生醚化反应，在此异丁烯转化率达到90%以上。反应产物从膨胀床顶部出来，与MTBE产品经催化蒸馏塔进料换热器换热后气液混相进入催化蒸馏塔。催化蒸馏塔精馏段分为两个部分，上部为精馏段，装有规整填料；下部为反应蒸馏段。未反应的异丁烯在反应蒸馏段继续发生醚化反应，最终转化率达到99%以上。甲醇与未反应C4以共沸物形式从塔顶馏出，馏出物经催化蒸馏塔冷凝器冷凝后进入催化蒸馏塔回流罐。用催化蒸馏塔回流泵从220、催化蒸馏塔回流罐抽出的冷凝共沸物，一部分作为催化蒸馏塔的回流返回塔催化蒸馏塔顶，另一部分作为萃取塔的进料。催化蒸馏塔底部MTBE产品与反应物料换热再经MTBE冷却器冷却后，自压到装置外MTBE产品罐贮存。催化蒸馏塔底部设有催化蒸馏塔重沸器，由1.0MPa蒸汽供热。 c）甲醇回收部分从催化蒸馏塔顶来的甲醇C4共沸物经萃取塔进料冷却器冷却至40后，由萃取塔底部经进料入口分布器，呈分散相进入塔内。塔顶进入从甲醇塔底送来的循环萃取水，经逆流萃取后，甲醇几乎全部溶于水中。萃余相C4馏分由塔顶进入未反应C4罐切除水分，切水后未反应C4由未反应C4泵送往罐区用作民用液化石油气。含甲醇的萃取水由塔底出来，经闪221、蒸罐闪蒸出部分溶解的C4，再经甲醇塔进料换热器与甲醇塔底萃取水换热后进入甲醇塔。 甲醇塔顶部馏出物经甲醇塔冷凝器冷凝后进入甲醇塔顶回流罐，冷凝物流经甲醇塔回流泵抽出后，一部分送回甲醇塔顶回流，另一部分即为回收甲醇，送回甲醇罐。 甲醇塔底部物料为循环用萃取水，由萃取水泵送至甲醇塔进料换热器换热，并经萃取水冷却器冷却至40后送至萃取塔顶部用作萃取剂。甲醇塔底部设有甲醇塔重沸器，由1.0MPa蒸汽供热。 主要设备选择本装置共有主要设备43台，其中静设备29台，动设备14 台。所有设备均可在国内制造。（1）反应器混相反应器：内装催化剂属强酸性，故反应器壳体材料选用20R+0Cr18Ni10Ti复合钢板222、。（2）塔器催化蒸馏塔：内置有12段反应床用于装催化剂，与催化剂接触的部位选用不锈钢材内衬。塔下部为提馏段选用普通浮阀塔盘，材料选用0Cr13，中间为反应段装干基催化剂及24层塔板，塔顶部选用规整填料，以降低塔高。萃取塔：壳体材料选用碳钢，内构件选用采用SMR超级扁环填料。甲醇塔：壳体材料选用碳钢，有60层塔板，材料选用0Cr13。主要设备规格表见表5-61。表5-61MTBE装置主要设备表设备名称台数规格型号主要材质1混相床反应器1280014400（切线距）20R+0Cr18Ni10Ti2净化器214008000（切线距）20R+0Cr18Ni10Ti3催化蒸馏塔12600/3000479223、00(切线距)16MnR,0Cr18Ni9Ti4萃取塔11800/140031000(切线距)20R5甲醇塔1140032900(切线距)20R6碳四罐126006000(切线距)卧式20R7甲醇罐126006000(切线距) 卧式20R8催化蒸馏塔顶回流罐126006000(切线距) 卧式20R9甲醇塔顶回流罐126006000(切线距) ) 卧式20R10未反应C4罐124006000(切线距) 卧式20R11不凝气水洗罐18001500(切线距) 立式20R12开停工回收罐126006000(切线距) 卧式20R13闪蒸罐116006000(切线距)20R14甲醇净化罐112003000224、(切线距)0Cr18Ni10Ti二冷换类1反应进料预热器1BES500-2.5-25-3/25-4I 10（管内涂TH901）2催化蒸馏塔冷凝器1BJS1800-2.5-935-6/25-4 10（管内涂TH901）3催化蒸馏塔重沸器1BJS1300-1.6-445-6/25-4 104MTBE冷却器1BES600-1.6-85-6/25-4I 10（管内涂TH901）5催化蒸馏塔进料换热器1BES800-2.5-160-6/25-4 106萃取塔进料冷却器2AES600-1.6-75-3/25-6I 10（管内涂TH901）7萃取水冷却器2AES600-1.6-75-3/25-6I 10（管225、内涂TH901）8甲醇塔进料换热器2AES600-1.6-75-3/25-6I 109甲醇塔冷凝器1BJS900-1.6-215-6/25-2 10（管内涂TH901）10甲醇塔重沸器1BJS700-1.6-120-6/25-4 10三机泵类1C4泵22甲醇泵23催化蒸馏塔回流泵24萃取水泵25甲醇塔回流泵26未反应C4泵27甲醇塔进料泵22.6.7公用工程消耗表5-62公用工程消耗序号项 目单 位数 量备 注1循环水t/h8002新鲜水t/h2间断3除盐水t/h5开工用、间断4电kW.h/h1705蒸汽 1.0MPa蒸汽t/h121.0MPa蒸汽t/h10.00间断6凝结水 0.3MPat/226、h-12外输7净化压缩空气m3n/h1208非净化压缩空气m3n/h180间断9氮气 0.7 MPam3n/h180间断10含油污水t/h22.6.8能耗表5-63能耗序项 目小时耗量能耗指标总能耗单位综合能耗号单位数量单位数量MJ/hMJ/t产品1循环水t/h800MJ/t4.193352271.922电力kWh170MJ/kWh11.842012.8163.2831.0MPa（G）蒸汽t/h12MJ/t3182381843097.594蒸汽凝结水t/h12MJ/t-320.3-3843.6-311.805净化压缩空气m3n/h120MJ/m3n1.59190.815.48合计3989632227、36.472.790万吨/年气分装置根据项目总流程的安排，需建设规模为90万吨/年气体分馏装置，实际年加工量为89.27万吨，以液化气脱硫装置液化气为原料，生产精丙烯和其他产品。根据气分装置运行的实际情况，为了与其他装置三年一修相适应，年开工小时数为8400h。 装置规模及开工时数装置公称规模为加工90万吨/年液化气。装置年开工时数为8400小时。2.7.2装置组成本装置包括脱丙烷部分、脱乙烷部分、精丙烯部分。 原料及产品性质本装置原料为脱硫后液化石油气，性质见表5-64。表5-64 原料性质表组分组成mol%乙烷+乙烯0.46丙烯35.77丙烷8.70异丁烷14.59丁烯-111.78异丁烯228、11.36正丁烷2.30反丁烯-27.19顺丁烯-27.03碳五0.81总硫20ppm合计100本装置产品为精丙烯、丙烷馏分、混合碳四馏分。表5-65 精丙烯性质表组分mol%乙烷0.08丙烯99.62丙烷0.30合计100表5-66 丙烷馏分性质表组分mol %丙烯5.64丙烷91.45异丁烷1.70丁烯-10.23异丁烯0.88正丁烷0.02反丁烯-20.04顺丁烯-20.02合计100表5-67 混合碳四馏分性质表组分mol %丙烯0.16丙烷0.20异丁烷29.72丁烯-19.16异丁烯23.64正丁烷5.57反丁烯-215.16顺丁烯-214.85碳五1.55合计1002.7.4物料229、平衡表5-68 物料平衡表项目%（w）Kg/h104t/a进料液化石油气100106273.81 89.270产品瓦斯0.1106.27 0.089 丙烯28.6130404.94 25.540 液化气29.1931021.33 26.058 碳四4244635.00 37.493 损失0.1106.27 0.089 合计100106273.81 89.270 2.7.5工艺技术路线选择气体分馏的工艺路线有常规流程和热泵流程两种，这两种工艺路线目前都已成功地应用于工业生产中。根据产品的要求，同时为了更有效地利用热水，降低能量的消耗，本装置采用常规流程：脱丙烷塔、脱乙烷塔和精丙烯塔。2.7.6 230、工艺流程简述自装置外来的液化石油气进入脱丙烷塔进料罐，再经脱丙烷塔进料泵送至脱丙烷塔。碳二、碳三馏分从顶部蒸出，经脱丙烷塔顶空冷器部分冷凝后，再经脱丙烷塔顶后冷器冷凝，进入脱丙烷塔回流罐，冷凝液一部分用脱丙烷塔回流泵抽出，作为脱丙烷塔回流；另一部分用脱乙烷塔进料泵抽出，送至脱乙烷塔作该塔进料。塔底物料经碳四冷却器冷却至40后送出装置。由脱乙烷塔进料泵送来的物料进入脱乙烷塔，塔顶碳二、碳三气体经脱乙烷塔顶冷凝器部分冷凝后，进入脱乙烷塔回流罐。不凝气自脱乙烷塔回流罐顶经压控阀送至燃料气管网，冷凝液用脱乙烷塔回流泵送回脱乙烷塔顶全部作为回流，脱乙烷塔底物料自压至精丙烯塔A，作为该塔进料。精丙烯塔因板231、数较多，分为两塔串联操作。精丙烯塔A塔底丙烷馏分经丙烷冷却器冷却至40后，自压出装置。塔顶气体进入精丙烯塔B底部，精丙烯塔B底部液体由精丙烯塔中间泵送回精丙烯塔A顶部作为回流。精丙烯塔B塔顶气体经精丙烯塔顶空冷器部分冷凝后，再经精丙烯塔顶后冷器冷凝，进入精丙烯塔回流罐。冷凝液用精丙烯塔回流泵抽出，一部分送回精丙烯塔B顶部作为回流；另一部分，经精丙烯冷却器冷却至40后送出装置。主要设备选择气体分馏装置共有主要设备约46台，其中：1）塔器4台，采用高效浮阀塔盘。2）容器6台3）换热器24台，换热器和冷凝器采用高效波纹管换热器，重沸器采用高效T型翅片管换热器。4）机泵12台 消耗指标表5-69 气分232、装置消耗指标序号名 称单 位消耗量备注正常最大1新鲜水t/h3间断2循环水t/h3900连续6000VkW890连续3电380VkW1400连续220VkW50间断41.0MPa蒸汽t/h22连续5105热水t/h1650连续6凝结水t/h22连续，外输7净化压缩空气m3n/h380连续8非净化压缩空气m3n/h800间断9氮气m3n/h1200间断2.7.9装置能耗装置能耗见表5-70。表5-70 装置能耗指标序号项 目单位数量能耗单位指标数量单位能耗MJ/t原料1循环冷水t/h3900MJ/t4.19154.162电 力kw2340MJ/kw.h11.84261.37 31.0MPa蒸汽t233、/h22MJ/t3182660.42 4蒸汽凝结水t/h-22MJ/t320.3-66.48 5热水t/h1650MJ/t1350.56 6净化压缩空气m3n/h380MJ/m3n1.595.70 7污水t/h3MJ/t33.490.95 合 计2366.68 折合56.52kgEo/t2.825万吨/年聚丙烯装置根据项目总流程的安排，需建设规模为25万吨/年聚丙烯装置，实际聚丙烯年产量为25.434万吨，以气体分馏装置的精丙烯为原料，生产聚丙烯产品。根据聚丙烯装置运行的实际情况，为了与其他装置三年一修相适应，年开工小时数为8400h。 装置组成装置主要由丙烯预精制、丙烯精制、主催化剂和助催化234、剂的制备和计量、预聚合、环管本体聚合、聚合物脱气干燥、添加剂进料和造粒、包装、码垛和贮存以及公用工程等部分组成。 原料及产品性质.1 原料（1） 精丙烯装置主要原料为气体分馏装置的精丙烯，性质表5-71所示：进装置温度：40进装置压力：2.8MPa(G)表5-71 精丙烯规格组分mol%乙烷0.08丙烯99.62丙烷0.30水饱和总硫5ppm氧10ppm合计100（2） 氢气聚丙烯装置所用氢气采用电解氢装置装置生产的氢气，性质如表5-72所示：表5-72 氢气规格序号组分名称mol%1氢气99.92甲烷0.13一氧化碳0.5ppm4一氧化碳+二氧化碳10ppm合计100 产品性质根据国内聚丙烯235、市场的供需情况，结合一些消费增长迅速的应用领域并考虑到目前汽车、化纤、家电、管材、BOPP膜等专用牌号缺乏的现状，从引进技术可生产的产品牌号中选择国内紧缺的品种进行生产，其中适合我国市场需要的品种有均聚产品约21个牌号，其产品牌号及用途见表5-73，本项目选定的部分有代表性的产品的质量指标详见表5-74。表5-73 聚丙烯产品牌号及用途类型牌号熔融指数性能和应用挤出和热成型YD50S0.3管材和异型材D50S0.4挤出管材，抗热老化Q30P0.7挤出片材，热稳定性好YS32SP2.0热成型片材，机械强度高注塑成型S60D1.8抗热和洗涤剂，洗衣机专用料T30G3.0玩具和家用器具T50G3.0236、抗热老化，汽车和电器V30G16.0一般用途，易加工Z11G25.0抗辐射，医用器械H32GA40.0透明度好，薄壁容器H32GA35.0薄壁注模，抗静电纤维F30S12.0短纤和复丝F79S13.0短纤，抗褪色V79S21.0短纤Z21S25.0纺粘Z69S25.0BCF与短纤，抗褪色H39S36.0纤维，抗褪色Z30S25.0BCF与短纤薄膜和BOPP膜S38F2.0多层复合膜，用于鲜花、纺织品等的包装S28C2.0金属化膜，适用于高速拉幅机S38CA2.1共挤出，适用于高速拉幅机表5-74 聚丙烯产品牌号及性能产品牌号单位测试方法Q30PS38FZ30S树脂类型均聚均聚均聚熔融指数dg/237、10minASTM D12380.72.025表观比重g/cm3ASTM D15050.90.90.9挠曲弹性模量0.46N/mm2ASTM D790140016501700抗拉屈服强度0.46N/mm2ASTM D638353537拉伸屈服伸长率%ASTM D638121210Izod冲击强度23J/mASTM D2561506030洛氏硬度R scaleASTM D78510510597维卡软化点，10NASTM D1525154154155热变形温度，0.46N/mm2ASTM D648919497空气加速老化，150oreASTM D30123605003602.8.4 催化剂性质2.238、8.4.1 固体载体催化剂类型：HY/HS系列催化剂固体催化剂是一种载体钛催化剂，基本上是由氯化钛、活性氯化镁和路易斯碱构成，贮存温度不超过40。2.8.4.2 助催化剂-1助催化剂-1是一种液体有机硅烷（一种给电子体），可从市场上买到，可在环境温度下贮存。2.8.4.3 助催化剂-2（TEAL）助催化剂-2是高纯度的液体三乙基铝，可从市场上买到。2.8.4.4 固体催化剂和助催化剂-1的稀释剂催化剂稀释剂（烃油/脂）是市场上可买到的桶装烃油（白油）和脂。2.8.4.5 添加剂和稳定剂装置中用到的添加剂和稳定剂主要为挤压造粒使用，一般为袋装。2.8.4.6 乙二醇装置中用来与水混合配置冷冻水（239、乙二醇浓度20wt%）。 物料平衡表5-75 物料平衡序物 料 名 称 数 量备 注号kg/h万吨/年1进料：精丙烯3040525.540 氢气30.003合计3040825.5432出料：聚丙烯3004025.234 尾气+损失3680.309合计3040825.543 工艺技术选择.1 工艺技术简述（1） 国外工艺技术概况国外生产聚丙烯工艺技术很多，按聚合方法分，有气相法、液相本体法和共聚法以及气相和液相本体法的联合聚合法。按反应器类型分，有环管反应器、流化床气相反应器和釜式反应器。其特点为：连续反应，生产的聚丙烯产品牌号多，丙烯不仅可以生产均聚物，并且还可以与乙烯、丁烯等做原料生产共聚物240、三元共聚物和多相共聚物，装置规模大、工艺复杂，产品质量好、用途广。代表当今世界最高水平的工艺技术有：a）Basell的Spheripol工艺 该工艺由助催化剂和催化剂的制备、预聚合和聚合反应、聚合物脱气干燥、添加剂进料和造粒以及包装运输等部分组成。丙烯和催化剂等原料以稳定的速率和适当配比供入环管式反应器中，聚合反应在环管式反应器中进行。反应压力为2.943.43MPa(G)，温度为6070，对压力、温度和淤浆密度可以进行监测和自动控制。聚丙烯颗粒进入装袋系统，自动将产品称重、装袋和缝合，再送入传送带。金属探测器用于检测产品是否含有金属粒子，能把混有金属粒子的袋子自动剔出。合格产品袋子被送入码241、垛机，最后进入仓库。 该工艺稳定可靠，产品范围宽、品种多、质量好，在世界上采用的厂家很多，占世界聚丙烯总产量的比例较大，有较高的信誉。 b）日本三井油化Hypol工艺 Hypol工艺采用日本三井油化公司的专利技术，它是一种液相和气相结合的本体工艺，采用HYHS-II第二代高效高立体定向催化剂，全套生产线由原料提纯、催化剂进料、聚合、干燥、造粒、包装码垛等工序组成。改进后的Hypol新工艺，聚合反应分两段进行。第一液相聚合在丙烯溶剂中进行，聚合压力为2.943.92MPa(G)，温度为6575，依靠蒸发冷凝回流系统带走反应热。聚合形成的浆液进入第二段气体反应釜，操作压力为1.671.92MPa(242、G)，温度为80。进入反应器的液态丙烯靠聚合反应热加热并蒸发。聚合物流化所用气体从气相反应器的下部吹进，并进行循环。聚合物干燥后送入挤压造粒工序，然后通过筛板筛选后被挤压，并经模板进入水下切粒机，把挤出的聚合物切成颗粒。一条包装生产线的能力为17.5t/h，用自动称重检查器对装袋的粒料进行称量、检测，将合格产品袋子送入打印机，再送入码垛机码垛。整个工厂采用集散式控制系统（DCS系统）。同时还对异常反应如工艺液体泄漏、公用工程发生故障等情况提供保护措施。Hypol工艺的最大优点是丙烯聚合采用了最好的催化剂，即HYHS-II。这种催化剂的活性相当高，其收率高达1t聚丙烯/g钛。由于采用了高活性催化243、剂，可不脱灰不脱无规物，因而使不造粒工艺的实现成为可能。c）Unipol工艺Unipol工艺是联碳公司和壳牌公司在八十年代中期联合开发的一种气相流化床聚丙烯工艺，是将应用在聚乙烯生产中的流化床工艺移植到聚丙烯生产中，并获得成功。该工艺采用高效催化剂体系，主催化剂为高效载体催化剂，助催化剂为三乙基铝和一氧二乙基铝和给电子体。Unipol工艺具有一般高效本体法工艺的特点，不需脱灰，不存在溶剂回收和精制问题。先进的气相流化床技术带来流程简化，投资少等优点，且装置布置紧凑，生产设备不多。此外，还有菲利浦公司的直接闪蒸工艺，北星双峰PP技术以及巴斯夫公司的Novolen工艺等。（2） 国内工艺技术概况国244、内生产聚丙烯的主要方法有液相本体间歇聚合法，采用新型高效催化剂生产聚丙烯粉料。反应器为釜式反应器，装置间歇操作，反应器为定型设备，最大的反应器体积为12m3，一台12m3的反应釜年产聚丙烯2500t。每台反应器设一套冷却水循环换热系统，以此提供反应初期所需的热量和撤走反应过程中的反应热，控制反应器在一定的温度压力下反应。其特点为：间歇反应，工艺流程简单。但由于受反应器体积的影响，装置规模受到限制，因此只适用于小规模的聚丙烯装置，一般在500020000t/a之间。所使用的催化剂为北京化工研究院开发的新型高效催化剂N型催化剂体系或中国科学院化学所开发的新型高效催化剂CS-1催化剂体系，产品质量也245、很好。国产化环管法聚丙烯工艺技术是在消化、吸收引进的Spheripol工艺技术基础上，及其在国外同类催化剂水平基础上的液相环管反应器本体聚合的国产化工艺。该技术是原中国石油化工总公司“九五”十条龙攻关项目之一，于1999年5月28日通过了由原中国石化集团公司技术开发中心组织的技术鉴定，是自主开发的专有技术，有国产化工艺技术和国产化催化剂的专利技术。中石化集团公司采用该技术已设计建成了七套规模为7万吨/年利用炼厂气丙烯生产聚丙烯均聚物的装置，一套规模为10万吨/年的装置，全部顺利开车成功。1999年在原有环管成套技术（第一代）的基础上，开发出了“国产化第二代环管法丙烯成套工艺技术”，已成功地用于246、上海石化20万吨/年聚丙烯装置、镇海炼化20万吨/年聚丙烯装置、延炼实业集团公司10万吨/年聚丙烯装置、海南炼化续建工程20万吨/年聚丙烯装置、绍兴三圆石化20万吨/年聚丙烯装置和茂名80万吨/年乙烯改扩建工程30万吨/年聚丙烯装置。但是国产化的技术只相当于国外八十年代末期的水平，在产品性能、牌号数量、能耗、物耗等方面也与目前国外先进水平有一定差距，难以满足本工程对产品性能和竞争力的要求 工艺流程简述丙烯预精制和丙烯精制a）丙烯预精制界区来的丙烯首先脱除游离水，然后进入丙烯脱水塔，脱除一定量水的丙烯进入丙烯脱COS塔。b）丙烯精制丙烯先进入CO汽提塔，脱除CO、O2、CO2及少量其它轻组分杂质247、，这些比丙烯轻的杂质及少量丙烯从塔顶排出界区。塔底的丙烯依次送往丙烯脱硫塔、丙烯干燥塔、丙烯脱胂塔和丙烯加料罐。助催化剂和固体催化剂的配制和进料将桶装的液体助催化剂-1（一种给电子体）转移至给电子体进料罐，为了便于计量用烃油将其稀释，然后用给电子体计量泵将给电子体溶液送至催化剂预接触罐中。将罐装的助催化剂-2用氮气压送至TEAL贮罐，然后转移至TEAL进料罐，再用TEAL计量泵送至催化剂预接触罐中。将烃油和烃脂加到被加热的油/脂混合罐中，混合后送至催化剂分散罐。用催化剂桶吊车，将固体催化剂倒入催化剂分散罐。在此，固体催化剂形成催化剂膏。催化剂膏在低温下输送，经计量后进入催化剂预接触罐与两种助催248、化剂混合。催化剂活化催化剂膏在一个小的搅拌罐中与两种助催化剂混合。然后，从预接触罐溢流出来的活性催化剂混合物在管线上与冷的液体丙烯混合后，进入预聚反应器，在很短的停留时间内与补充的新鲜丙烯在低温下进行预聚合。预聚合和本体聚合来自预聚反应器的预聚合催化剂浆液同新鲜丙烯、氢气一起进入第一环管反应器，其中一部分丙烯聚合，另一部分液态丙烯作为固体聚合物的悬浮剂。第一环管反应器循环泵高速运转，保证反应器内物料混合均匀。从第一反应器出来的聚合物浆液直接进入第二反应器，进一步聚合。两个环管反应器的反应热通过环管反应器上的夹套循环水撤出。聚合物浆液从第二反应器中连续排出，通过一个蒸汽夹套管道，以使单体完全汽化249、，然后进入旋风分离式闪蒸罐。聚合物脱气和汽蒸闪蒸罐底部的聚合物粉料送至循环气过滤器，过滤器在接近常压下操作，将未反应的残余单体与聚合物分开。从循环气过滤器顶部出来的未反应单体进入低压循环丙烯洗涤塔，将气体中夹带的聚合物粉末除掉。洗涤后的丙烯气经循环气压缩机压缩后送至丙烯回收单元。从循环气过滤器出来的聚合物粉料靠重力进入汽蒸罐。蒸汽直接加入汽蒸罐以完全除掉任何残余的单体和丙烷，并去除催化剂残余活性，以保证产品质量。剩余未反应的单体和丙烷经汽蒸废气压缩机压缩后，可送出界区回收，并排放丙烷。聚合物的干燥汽蒸后的聚合物粉料排至干燥器，用热氮气除掉粉料表面的水份。湿氮气经干燥器旋风分离器分离除去细粉后进250、入干燥器洗涤塔，在干燥器洗涤塔中分离掉夹带的粉料，并将水冷凝，然后经干燥循环鼓风机循环回干燥器。干燥的聚合物由闭路氮气输送系统送至聚丙烯粉料缓冲料仓。丙烯的洗涤和贮存从闪蒸罐回收的未反应的丙烯和丙烷与循环气压缩机出口气体合并进入循环丙烯洗涤塔，在此将气体中可能夹带的微量粉末除去。循环丙烯洗涤塔顶部的气体在丙烯冷凝器中冷凝，冷凝的循环丙烯进入丙烯进料罐，丙烯进料泵将液体丙烯/丙烷送至本体聚合单元。生产高刚性的均聚物产品时，从丙烯冷凝器顶部排出的丙烯中含有大量的氢气，需进入氢气洗涤塔除去大部分的氢气后循环使用，从氢气洗涤塔顶部出来的氢气进入循环氢气压缩机压缩后进入第二反应器。排放系统和工艺辅助系统251、a）反应器排放系统用于带压排放的高压排放罐和常压排放的第一低压排放罐分别收集来自环管反应器的浆液，脱气后排放至火炬。排放气旋风分离器和第二低压排放罐用于收集所有排至火炬的尾气中的聚合物，这些聚合物经氮气和蒸汽处理后排出。b）蒸汽冷凝液回收聚丙烯装置回收的所有蒸汽冷凝液都收集在蒸汽凝液罐中，凝液用蒸汽凝液泵送往切粒水箱，用作切粒水的补充水，多余的凝液送出界区。c）冷冻单元冷冻机为整个装置制备冷冻水，冷冻水贮存在冷冻水罐中，用冷冻水泵送至用户。d）废油处理系统来自废油收集罐和低压循环丙烯洗涤塔的含助催化剂-2的废油收集在废油处理罐中。处理后的油从废油处理罐底部排入油桶中，通常送至界区外烧掉。 e）252、废水处理来自汽蒸器洗涤塔和干燥气洗涤塔的工艺废水和聚合区铺砌地面的雨水直接收集到废水池中。f）氮气增压界区送来的一部分低压氮气经氮气增压机压缩产生5.5MPa（G）的高压氮气用于反应器或其它的高压设备的压力试验。添加剂进料和挤压造粒 干燥器排出的聚合物通过闭路气流输送装置送至料仓。一定量的聚合物从料仓排至计量单元。聚合物和添加剂的混合物经过计量单元送至连续混合器，其中的混合物通过加料料斗加入挤压机。在挤压机中聚合物粉末和添加剂被均化、熔融挤出并在水下切成粒。挤压机下游，聚丙烯颗粒输送至脱水和干燥单元，与水分离后，进入颗粒筛。经筛分后的聚丙烯颗粒送入缓冲料斗。 聚丙烯颗粒均化和贮存、产品包装码垛253、经挤压造粒后的聚丙烯颗粒产品通过气流输送装置，送入均化料仓。颗粒通过颗粒均化和输送单元进行均化和输送至包装料仓。包装单元设有两条固定式包装码垛生产线，将颗粒包装成25公斤/袋，经码垛机堆放成1吨/垛的聚丙烯产品送成品库贮存。 主要设备特点聚丙烯装置中的设备有如下特点：容器、塔器和换热器中使用低温材料的设备较多；有多台双相不锈钢设备；对于与浆液、粉料和粒料接触的设备内表面需要抛光；环管反应器壳体材料采用低温碳钢，内表面须经加工抛光，表面粗糙度达到63RMS（预聚反应器）和100RMS（聚合反应器）；挤压造粒机组制造工艺复杂、工况多变、控制精度要求高、辅助配套设备复杂；转动设备（压缩机和泵）及其配254、套设备的设计、制造和控制系统要求严格，尤其对轴承和密封有特殊要求。 消耗指标及能耗.1 消耗指标表5-76 原材料及化学品消耗序号名 称单 位消耗量备注1丙烯t/t产品1.01连续2氢气kg/t产品连续3固体催化剂kg/t产品连续4给电子体kg/t产品连续5烷基铝kg/t产品连续6烃类油和酯kg/t产品0.35连续表5-77 公用工程消耗序号名 称单 位消耗量备注正常最大1新鲜水t/h7.0间断2循环水t/h42004900连续3除盐水t/h0.617连续6000VkW1000011500连续4电380VkW28003500连续220VkW50间断51.0MPa蒸汽t/h1017连续6净化压缩255、空气m3n/h6001000连续7非净化压缩空气m3n/h450间断8氮气m3n/h7501250连续表5-78聚丙烯装置综合能耗序项 目小时耗量能耗指标总能耗单位综合能耗号单位数量单位数量MJ/hMJ/t产品1循环水t/h4200MJ/t4.1917598585.81 2电力kWh12850MJ/kWh11.841521445064.63 31.0MPa（G）蒸汽t/h10MJ/t3182318201059.24 4蒸汽凝结水t/h10MJ/t-320.3-3203-106.62 5净化压缩空气m3n/h600MJ/m3n1.5995431.76 6氮气m3n/h750MJ/m3n6.284256、710156.79 合计2040236791.60 162.2kgEo/t聚丙烯第六章 总图运输1 总图1.1 建厂条件 地理位置及区域位置临高金牌港开发区位于海南省西部、琼州海峡南岸、临高县境内的马袅半岛，三面临海（东临金牌港，西临博铺港，北临琼州海峡），海岸线长约10公里。金牌港开发区属于海南西部工业走廊，介于海口市和洋浦开发区之间，距离海口市65公里，距离洋浦经济开发区70公里，是海南工业发展的重点区域之一。金牌港开发区由东西部二个组团构成，规划面积40平方公里，经国家整顿各类开发区后保留开发规模10平方公里。金牌港开发区，与湛江的流沙港隔海相望，靠近琼州海峡中水道，是过往船只必经之路，257、海上运输极为通畅，同时又处于中东向亚太地区原油运输的重要水道，对原油进口、转运极为便捷。开发区内的土地开阔平坦，大部分是旱地，仅有少量水田。常住人口仅有1000多人，搬迁后开发区呈半岛型，便于封闭开发管理。按照金牌港开发区的总体规划，海南临高化工实业有限公司拟建于开发区的东北角。厂址北临琼州海峡、东靠红牌港码头。该厂址区位条件优越、自然条件良好、交通及施工条件便捷、有利。1.1.2 自然条件 1) 气象条件 本工程位于海南省西北部沿海地区，属热带季风式气候区。 气温 年平均气温24.9 月平均最高气温34.0 月平均最低气温15.5 极端最高气温40.0 极端最低气温4.3 历年最热月平均气温258、30.9 历年最冷月平均气温15.9 降雨 年平均降水量1163.5mm 年最大降水量1762.4mm 年最小降水量954.6mm 24小时最大降水量561.3mm（1993年8月21日） 暴雨强度公式：暂按下式计算 q = L/s.ha 湿度 年平均相对湿度80.9 历年最热月平均相对湿度78 历年最冷月平均相对湿度81 风 全年平均风速（十年内）2.43.6m/s 基本风压值0.80kN/m2 风向频率玫瑰图： 雷暴 年最多雷暴日 120天（占全年总天数32.9） 年平均雷暴日 95.8天。 蒸发量 全年水面蒸发量1725.7mm 日照 多年平均日照时数 151.3小时 大气压（10年平均259、，1993年2002年） 6月份 1003.06kPa 7月份 1001.45kPa 8月份 1003.4kPa 2) 区域地质及地震基本烈度 海南临高红牌经济开发区在地质构造单元上，位于琼北断陷区上福山凹陷地段的北缘。南距5公里有东西向马袅铺前(马袅老城段)断裂；该区域的西侧约4公里处为北东向南宝临高断裂通过。红牌经济开发区区块正处于两构造线的三角地段内，而不是在断裂构造线上，总的看来，该区块是处在相对稳定的地段上。 红牌开发区处于东南沿海亚区的雷琼地震洲，历史上最大的地震发生在1605年，震级为7.5，震中在琼山以南，距离本港100公里。根据地震资料和地震活动分析，雷琼地区目前正处于第二活260、动周期的活跃阶段，从地震能量应变积累和释放看，今后百年内本带尚有充裕的能量释放，从历史地震表明，本带地震活动有频度低，震级高的特点，预计其强度可达6.57级，其发生的位置范围仍然在王五文教断裂北侧及延伸的海域上。综合上述，结合参照在1986年11月琼北地区地震区划报告，红牌经济开发区地区地震基本烈度应考虑7.5度为宜。 3) 水文地质 港区海岸陆地，浅部为基岩裂隙水，地下水位埋深约89米，受大气降水补给，地下水位随季节变化，沿海岸排泄。码头区，海水深45米，地表以下200米埋藏有承压含水层，水量丰富，水质也佳，可供开采饮用。 4) 场地工程地质评价 红牌经济开发区在地质构造单元上，是处在相对稳261、定地段上，地震基本烈度为7.5度。 场地在7.58度地震震动作用下，不会产生液化。 坐标系统及高程系统 本项目的坐标系统及高程系统待落实。 交通运输条件金牌港口是天然深水港，海域水深湾阔无淤，岸滩稳定，深水岸线长，适于建造超级泊位和深水泊位群，可建35万吨级油轮的水深距离海岸仅2公里，建港条件好。金牌港2.5万吨级杂货码头主体工程已建成，港区距高速公路出口仅5公里且铺设柏油路面。海南省公路网的密度高于全国平均水平。临高境内现有公路里程为1274.2公里，其中高速公路32公里，国道42.6公里，省道93.4公里，县道164.7公里，乡道941.5公里。厂址位于海南临高县博厚镇龙富村北边约1.2公262、里处的红牌经济开发区，南距临高至马袅公路约7公里，有简易公路直达。西线高速公路金牌出口至开发区南界5.6公里，公路等级为二级。开发区内有两条公路分别通向西港区码头及东港区码头。海口、三亚机场均有通往全国各地的航班。公用工程条件供水：海南地区属于热带海洋气候，高温多雨，地下水资源丰富。目前，开发区供水主要取自地下水，供水能力可以满足本项目需求。供电：临高已建成35KV变电站两座，110KV变电站两座，加上各项供电线路改造，使临高实现了通电率100%。本项目用电来自开发区外部的龙力变电站。通讯：临高县市话公用网的容量可满足本项目的需要。消防：临高县博厚镇消防站位于厂南约2.5千米。排水：污水处理达263、标后全部回用，厂区雨水经监测合格后就近排入开发区雨水管网。 其它建设条件 1) 工程用地本工程用地为金牌港开发区规划的工业用地，一期为45万平方米，二期为105万平方米。厂址及其周围防护距离范围内无居民区。根据目前掌握的信息，拟建厂址周围没有风景区、文物古迹、自然保护区、矿藏区、水源地及养殖区，无机场净空要求、无重要军事设施。金牌港开发区的土地已全部办理完征用手续，并全部收归海南省政府手中作为工业发展储备用地，投资者如果取得政府认可，可以直接从政府手中获得土地开发权。 2) 施工条件厂址周围尚未建成其它设施，地势开阔无障碍。 开发区保证交付本项目的建设场地达到“三通一平”。1.2 编制依据 建设单位提供的“海南临高金牌港开发区修造船项目用地勘测定界图”。1.3 编制范围 本工程厂区内的工厂总图（含平面、围墙、大门、守卫室、绿化）及工厂竖向（含竖向、道路、排雨水）布置。1.4 工厂总图 厂址方案 根据建设单位提供的用地红线及用地建议，本项目拟建于海南临高金牌港开发区修造船项目用地