1、XXXXXXXXXXXXX有限公司农业综合开发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123可行性研究报告编制单位及编制人员名单项目编制单位：XX工程咨询有限公司资格等级： 级证书编号：（发证机关：中华人民共和国住房和城乡建设部制）编制人员： XXX高级工程师XXX高级工程师XXX高级工程师XXXX有限公司二XX年XX月XX日目 录第一章 总论(3)第一节 编制依据和原则 (3)第二节 项目背景及投资意义 (3)第三节 项目建设规模及范围范围 (12)第四节 项2、目基本情况总结 (14)第二章 原料及产品 (17)第一节 原料 (17)第二节 产品 (18)第三章 生产规模及产品方案 (21)第一节 生产规模 (21)第二节 产品方案 (21)第四章 工艺技术方案 (23)第一节 工艺技术方案的选择 (23)第二节 各装置工艺技术概况 (23)第三节 自动控制 (84)第四节 分析化验 (85)第五章 建设地区自然条件 (86)第一节 气温 (86)第二节 降雨量 (86)第三节 风速和风压 (86)第四节 地震基本烈度 (86)第六章 总图、土建 (87)第一节 总图 (87)第二节 建筑、结构部分 (88)第七章 公用工程及辅助设施 (91)第一节3、 给排水及消防 (91)第二节 电气 (94)第三节 电信 (94)第四节 供热、供风、供氮(95)第五节 储运系(95)第八章 环境保护 (97)第九章 劳动安全卫生及消防 (100)第一节 生产过程中职业危害因素分析 (100)第二节 主要防范措施 (100)第十章 项目实施计划及建设周期 (102)第十一章 投资估算及资金筹措 (103)第一节 建设投资估算 (103)第二节 总投资及资金筹措 (104) 第十二章 技术经济分析 (105) 第一节 总成本费用估算(105)第二节 财务评价(107) 第三节 敏感性分析(108) 第四节 盈亏平衡分析(108)第五节 财务评价结论(1084、)第一章 总论 第一节 编制依据和原则一.编制依据1.关于委托编制“80万吨/年重油催化项目的可行性研究报告”的函 ；2.提供的有关基础技术资料；3.国家现行有关标准、规范、规定。二.编制原则1.充分体现社会效益、环保效益和企业效益并重的原则；2.采用先进、成熟、经济适用的工艺技术，使运行成本低廉；3.在满足规范和使用要求的前提下，尽可能控制设计标准，以节约工程造价；4.设备选型立足国产化,关键设备考虑部分引进；5.在满足工艺条件下尽量节省总图布置占地。第二节 项目背景及投资意义一.企业概况地处山东xx市开发区，毗邻莱洲弯，是我国重要的海洋化工基地，具有独立的进出口经营权。公司以发展海洋化工新5、兴产业为主导，集科、工、贸为一体，先后被山东省政府和国务院确定为“山东省重点培植的23家大型骨干企业集团”和“全国120家试点企业集团” 之一，同时也是山东省十大重点扶持的企业集团，综合实力居全国同行业首位。现有主要产品40多种，其中主导产品纯碱、原盐、溴素、三聚氰胺、氯化钙、硝酸钠、亚硝酸钠等的规模、效益、市场占有率等项指标，均居全国同行业首位，并有30多种产品通过了ISO9000系列国家质量体系认证，产品畅销全国并出口140多个国家和地区。,具有较强资金优势。目前,在石化领域公司拥有40万吨/年、15万吨/年延迟焦化装置各一套；以及与上述装置配套的25万吨/年和10万吨/年轻油加氢装置各一6、套；另外还有在建100万吨/年延迟焦化装置一套，以及与其配套的80万吨/年轻油加氢装置一套；主要产品有乙烯料、柴油、轻蜡油、石油焦、液化气等,各种产品执行并达到国家标准。二.项目背景及投资意义资料表明，我国石油地质资源约为940亿吨，然而可采资源仅为135亿吨，目前探明的只有24%，人均石油资源占有量仅为世界平均水平的1/16。“八五”以来，我国石油产量年均增长率为1.7%，消费量的年均增长率却为4.99%，供求矛盾逐年恶化。从1993年起，我国已成为石油的净进口国；2000年我国原油净进口量高达6000万吨，占当年石油消费总量的26.28%，作为石油制品的轻质油，在我国的消费也呈快速增长态势7、。全国轻质油消耗量从1991年的6618万吨增至2000年的11040万吨，10年增长了66.5%。据中石油预测，今后几年，我国的轻质油消费将继续以不低于3.5%的速率递增，到2006年，我国轻质油消费总量将达13110万吨。 随着我国社会经济飞速发展,石油资源已凸显短缺，轻质油市场供应紧张。而从海化集团目前的装置产品分布来看，轻质油收率偏低，具备二次加工可能的产品还没有充分利用起来。主要体现在蜡油产品没有进行二次加工，仅作为终端产品出厂。蜡油目前的市场价值偏低，这极大的影响海化公司的经济效益。因此，通过对蜡油（或掺炼部分渣油）进行深度加工和综合利用,以生产更多的轻质油产品,既符合我国既定的能8、源政策，也能为海化公司创造更多的经济效益。石化分公司经过几年的发展，对重油综合加工利用技术，积累了较为丰富的经验，培养和锻练了一批高素质的技术和管理队伍。在蜡油深度加工技术方面,催化裂化是转化蜡油的基本手段，工艺技术成熟，操作费用低，对各种蜡油原料的适应性大，随着原油加工量的不断增加和人们轻质油品需求的增大其作用越来越被重视。采用催化裂化方法将蜡油转变成汽油、柴油、液化气和燃料气,而在这之前，先对蜡油进行加氢精制，为催化装置提供合格的原料，以保证产品的优质是一条教好的加工路线。 催化裂化装置技术成熟，在国内外许多炼油企业有成功的操作经验，不存在技术风险。由于配有原料蜡油加氢精制装置，所以对原料9、蜡油适应性更强，适合山东海化集团公司的原料多样性的实际情况。公司100万吨/年重油综合利用项目的蜡油将可以得到充分的利用，大大提高渣油和蜡油的附加值，对公司效益影响较大。总之利用的技术和资金优势建设催化裂化,不仅解决了该公司和周边地区的地方炼油企业蜡油的销路问题, 而且为带来较高的经济效益。 三产品市场分析和价格预测80万吨/年重油催化项目的主要产品是汽油、柴油、精丙烯、液化气等。汽、柴油作为我国主要的车用燃料，产品的销路有保障。 随着我国经济的发展，优质汽、柴油的需求会保持持续增加，价格也长期处于高位; 精丙烯、液化气作为优质的化工原料，市场长期保持旺盛需求，价格长期稳定在较高水平;海化集团10、石化分公司目前生产和销售的主要产品与上述产品相同，其实际的市场情况及价格走势也说明这些产品是我国经济活动中的少有几个需求持续增加的商品。近期随着原油价格的不断攀升，其下游产品的价格长期处于上涨趋势。所以本项目所生产的产品价格在未来几年内将比较稳定而且处于上涨阶段。而本项目所需的原料由于市场需求不旺，价格将处于稳定状态。由此而来本项目的赢利性好，既便原料市场出现价格上涨，项目本身仍具有较高的抗风险性。(一).市场预测分析本项目的主要产品为汽油、柴油、精丙烯、液化气，都是目前市场上很紧缺的不可再生能源产品，不会出现过剩现象。随着我国经济发展的需要，会越来越紧缺。同时装置副产的干气和硫磺有很广阔的应11、用范围：催化干气可为本项目燃料气使用，极大的降低了装置的能耗；另外本项目的副产物硫磺有着广阔的应用前景。 从近期的市场来看，本装置所生产的产品价格长期保持在上升趋势，所以本装置的市场前景非常乐观。(二).产品市场分析1. 产品用途 该项目所产精丙烯质量达到聚合级标准，是优质的聚丙烯原料，市场前景非常广阔。 该项目所产液化气是经过气分装置分离丙烯后的产品，经过脱硫精制后作为民用液化气使用。 该项目所产汽油和柴油，达到国家优质汽、柴油标准。2. 国外市场预测分析 本装置生产的产品主要为能源产品,在目前市场上属于紧缺产品。随着我国经济速度的不断增长，未来对成品油的市场需求会越来越大。本项目产品仅立足12、于供应国内市场，国外市场不做分析。3. 国内市场预测分析(1) 市场供应现状及预测 汽、柴油 我国国民经济增长率GDP“十一五”期间预计为7%,石油消费弹性系数按0.6考虑,并考虑产业结构、能源结构的调整,石油消费增长速度在4.2%左右,其中汽、煤、柴油三大类油品增长幅度在4.5%左右。这样预测2005年全国成品油消费量在13500-14000万吨之间(其中:汽油4100-4200万吨;煤油950-1050万吨;柴油8650-8750万吨,柴汽比2.1),平均每年增长570万吨(与1990-2000年600万吨的平均增长数量相当)。2010年,预测成品油需求约为1.7亿吨,其中汽油5200万吨13、煤油1250万吨、柴油10550万吨,柴汽比2.0。全国2005年各省市区成品油消费平衡表(单位:万吨)地 区汽煤柴合计汽 油煤 油柴 油全国表观消费量13700420010008500华北地区1896730192975北京市488230155104天津市3229513214河北省59019810382山西省30412013171内蒙古区192881103东北地区141244256914辽宁省51813233353吉林省3101323170黑龙江省58417815391华东地区442512242522950上海市535159100277江苏省92629429602浙江省8262122259214、安徽省350908252福建省47911214353江西省258629186山东省105129471687中南地区376110582852421河南省49815041307湖北省42216939214湖南省39712223252广东省19405041371299海南省1722732113广西区3328512235西南地区1042360123559四川省49918570244贵州省1836518100云南省3289528205西藏区3315810西北地区116438695682陕西省35013043178甘肃省268368174宁夏区391424青海省4619126新疆区46013742231全15、国2010年省市区成品油消费量预测表( 单位:万吨)地区汽煤柴合计汽油煤油柴油全国表观消费量170005200125010550华北地区23338862391208北京市602280193129天津市39711516266河北省72624013473山西省37414516212内蒙古自治区236106128东北地区1738535701133辽宁省63816041437吉林省38016010211黑龙江省71921619484华东地区546314903153658上海市663195124344江苏省113935637747浙江省102125927734安徽省43110910312福建省5921316、717437江西省3187611231山东省129835988852中南地区467113543532964河南省61518351381湖北省52020648266湖南省49014929312广东省23366651711550海南省2153540140广西壮族自治区44511515315西南地区1358464154741四川省61622587303贵州省2528517145云南省45013535280西藏自治区40181012西北地区1437471120846陕西省43215854220甘肃省33110510216宁夏回族自治区49122230青海省582332新疆维吾尔自治区56816752317、48据预测,2005年、2010年国内各区域成品油生产格局将保持2000年态势。2006年全国各地区成品油生产预测表(单位:万吨)地区原油加工量汽油产量煤油产量柴油产量成品油产量东北6756137227122213874华北2626503608481411华东7790119628525003981中南414077625014222448西北26286051159741694西南60127928全国2400044649887984134362010年全国各地区成品油生产预测表(单位:万吨)地区原油加工量汽油产量煤油产量柴油产量成品油产量东北7781158031225694461华北264150718、608541421华东9930152436331865073中南5710107034519613376西北277864012210301792西南60127928全国2900053331209960916151据预测,2005年至2010年东北地区仍为国内主要成品油富余地区,其次为西北地区;而2005年中南地区将成为主要缺口地区,其次为西南地区。2010年西南地区将成为主要缺口地区,其次为中南地区、华北地区、华东地区。2005年及2010年全国各地区成品油供需平衡见下表。2006年全国各地区成品油供需平衡表(单位:万吨)地区汽 油煤 油柴 油成 品 油东北93321813062457华北-2419、3-125-115-483华东4143-750-666中南-246-22-748-1016西北21126294531西南-347-111-434-892全国34929-447-69注:“-”为缺口量;其余为富余量。2010年全国各地区成品油供需平衡表(单位:万吨)地区汽 油煤 油柴 油成 品 油东北106924213882699华北-361-184-376-922华东18043-965-749中南-119-16-811-945西北1833160346西南-406-149-557-1112全国546-61-1161-676注:“-”为缺口量,其余为富余量。从上述分析可以看出,华北、华东、中南、西20、南地区都是成品油,特别是柴油需求的紧缺地区,其中山东省2005年汽油缺口为294万吨,柴油缺口为687万吨。到2010年,省内汽油缺口将扩大到359万吨,柴油缺口扩大为852万吨。本项目工程能提供近50万吨汽、柴油,并且产品将按欧标准出厂,无疑将会为缓解国家油品市场的压力做出贡献。精丙烯该项目中气体分馏装置预计生产5.73万吨精丙烯。生产的精丙烯符合国家标准GB/T 7716-2002，质量要求见下表。 项 目指标 试验方法优等品一等品丙烯含量，%（V/V） 99.699.2GB/T 3392烷烃，%（V/V）余量余量GB/T 3392乙烯，mL/m3 50100GB/T 3392乙炔，mL/21、m3 25GB/T 3395甲基乙炔+丙二烯，mL/m3 520GB/T 3392氧，mL/m3 510GB/T 3396一氧化碳，mL/m3 25GB/T 3394二氧化碳，mL/m3 510GB/T 3394丁烯+丁二烯，mL/m3 520GB/T 3392硫，mg/kg 15GB/T 11141水，mg/kg 10 101)GB/T 7716-2002附录A甲醇，mg/kg 10精丙烯作为石油化工的基本原料之一，可制备多种基本有机原料，氧化可制备环氧丙烷、丙烯醛、丙烯醇、丙烯酸、丙酮；氨氧化可制备丙烯腈；水合可制备异丙醇、丙酮；次氯化可制备氯丙烯、环氧丙烷，氯化可制备氯丙烯、二氯丙烷；过22、氯化可制备氯乙烯、四氯化碳；羰基合成制备2-乙基己醇、增塑剂、正丁醛、丁醇、丁酸、异丁醛、异丁醇、甲基丙烯醛等，还是聚丙烯、乙丙橡胶等的单体。 目前精丙烯市场供不应求，全国各地都很紧缺，精丙烯价格长期稳定在8000元/吨左右。市场前景非常好。液化气该项目生产的液化气主要为民用液化气，目前市场的需求量很大。在满足本地需求的前提下，还可销往南方液化气短缺地区，经济效益非常显著。(三).主要原辅材料市场分析 本套装置所需要的主要的原辅材料都是市场比较成熟的产品，市场供应比较充足。项目所需燃料由项目自给，蒸汽、风由集团公司或石化分公司自供。1.供需状况分析 (1).项目原料供应 本项目年消耗80万吨，23、所需原料由自有的焦化装置和外购.(2).供应可靠性分析 该项目所需原料均来自自有装置的产品，所以原料供应不会出现问题。 (四).价格预测1.产品价格现状及预测近期随着原油价格的不断攀升，其下游产品的价格长期处于上涨趋势。所以本装置所生产的产品价格在未来几年内将比较稳定而且处于上涨阶段。而本装置所需的原料由于市场需求不旺，价格将处于稳定状态。而且由于本装置的赢利性好，既便原料市场出现上涨，本装置仍具有较高的抗风险性。2.主要原辅材料、燃料、动力价格现状及预测由于本装置所需的原辅材料、燃料、动力产品都是市场上较易得到的产品或自供品，所以其价格在未来时间内将处于稳定趋势，而且随着竞争的加剧，有下降的24、可能。目前蒸汽价格为100元/吨（企业自供），供电价格0.55元/kWh。第三节 建设规模及范围 一.建设规模本项目的装置和罐区按重油催化处理能力80104t/a设计，并配套80104t/a的蜡油混合加氢、15000Nm3/h焦化干气制氢、3104t/a硫磺和60t/h污水汽提装置,具体内容如下:1. 项目生产主单元(1) 催化裂化 80104t/a (2) 气体分馏 20104t/a(3) 催化配套（汽油、液化气脱硫醇和干气、液化气脱硫）(4) 蜡油加氢 80104t/a(5) 焦化干气制氢 1.5104Nm3/h(6) 硫磺回收 3104t/a(7) 污水汽提 60t/h2.油品储运系统(25、1)新增蜡油储罐20000m3，催化汽油储罐29000m3，催化油浆储罐8000m3，液化气球罐6000m3，丙烯球罐6000m3，碳四球罐6000m3。(2)新增液化气出厂设施。(3)新建火炬设施：设一座高60米，直径600 mm的火炬及其配套设施。3.公用工程系统(1)新鲜水系统利用现有设施。生产、生活用水均采用地下水。(2)新建一座6000 m3/h循环水场。 (3)新建一座200 m3/h污水处理场。(4)供电：设主配电室1座,及其它区域配电室。 (5)空压站：扩建120m3n/min的供风系统。 (6)新建一座150 m3/h软化水站。(7)新建一座高压消防站。二. 研究范围 本可行26、性研究报告的研究编制范围及单元划分如下,见表-3： 项目设计范围及单元划分 表-3：序号装置(单元)名称备 注1 催化裂化装置80104 t/a 2 气体分馏装置20104 t/a 3催化配套（汽油、液化气脱硫醇和干气、液化气脱硫） 4 蜡油加氢装置 80104 t/a 5 焦化干气制氢装置 1.5104Nm3/h 6 硫磺回收装置3104 t/a 7 污水汽提 60t/h 8总图运输 8.1工厂总图含围墙、大门、守卫室、绿化 8.2厂区竖向含场地平整、道路、排雨水 9油品储运 9.1蜡油罐区 9.2催化产品罐区 9.3丙烯和碳四罐区 9.4液化石油气罐区 9.5液化汽出厂设施 9.6火炬设施27、 9.7工厂管网含工艺、热力、给排水、消防管网10给排水10.1污水处理场10.2循环水场10.3新鲜水系统11消防系统12供电12.1各装置变配电所12.2厂区供电、照明及电信13空压站14软化水站第四节 项目基本情况总结一. 项目主装置概况：1.项目主装置建设规模：新建80万吨/年重油催化装置（包括配套气分和双脱部分）、80万吨/年蜡油加氢装置、1.5104Nm3/h焦化干气制氢装置、3104t/a硫磺回收装置、60t/h污水汽提装以配套公用工程。2.工艺技术：本项目中催化部分采用多产液化石油气(尤其是丙烯)和高辛烷值汽油工艺。其工艺特点为以加氢蜡油和减压渣油为原料，在较高的反应温度、较深28、的反应深度、较低的油气分压、较高的剂油比、并在添加了择型分子筛的专用催化剂的作用下进行催化裂解反应，生产较多的丙烯及高辛烷值汽油。蜡油加氢部分采用有成功工业应用经验的加氢精制催化剂和保护剂，技术先进可靠。以焦化蜡油和直馏蜡油为原料，在较高的反应温度、较低的空速和较高的氢油比下，与催化剂进行加氢精制反应，生产优良的催化原料（精制蜡油）及部分石脑油和柴油。催化剂采用中国石油化工集团公司抚顺石油化工研究院开发的FH-98加氢精制催化剂。反应部分采用炉前混氢方案；汽提塔采用直接吹汽法；催化剂的预硫化采用湿法硫化方案，催化剂再生采用器外再生。焦化干气制氢部分采用轻烃蒸汽转化制氢技术，中变气采用变压吸附净29、化法（PSA净化法）。工艺技术先进，设备全部国产化，操作安全可靠。（制氢规模：15000Nm3/h）。污水汽提部分采用单塔加压侧线抽氨汽提工艺。不仅净化了酸性水，同时侧线抽出的富氨气经冷凝、压缩后以液氨出装置；塔顶酸性气专线送至硫磺回收装置。硫磺部分采用部分燃烧法，外掺合两级转化的常规克劳斯制硫工艺，尾气处理采用还原-吸收工艺。3.生产制度：本装置年开工按8000小时计，为连续生产。4.原料：本项目所用原料以蜡油和减压渣油为原料。5.产品方案：本项目主要产品方案为：柴油、汽油,精丙烯、液化气和硫磺。6. 水、电、蒸汽消耗 循 环 水 5307 m3/h；电 力 14403.8kW/h；蒸 汽 30、-49.9 th ；(3.5MPa)蒸 汽 41.9 th ；(1.0MPa)压缩空气 5960 Nm3h;氮 气 350 nm3h; 6.三废排放概况装置正常生产时,含硫污水经酸性水汽提装置,脱除H2S及NH3后,与外排含油污水一起去污水处理场进行处理，达标后排放,非正常情况下排放的瓦斯进火炬系统。装置内加热炉烟囱排出的烟气含有少量的SO2、CO2，设计中考虑采用高空排放的措施。加热炉为主要噪音源，选用低噪声燃烧喷嘴并加隔音措施。废渣：装置内置换出的废催化剂由专业厂家回收。7.占地本项目布置在石化分公司100万吨/年重油综合利用预留空地上。8.定员本项目操作为四班三倒,需增加定员约300人931、.投资及收益(1)若本项目得以实施，需建设投资82534万元。(2)若本项目得以实施，企业年均可获471595万元的销售收入和42273万元的利润总额，投资回收期为4.49年，财务内部收益率为35.38%，财务净现值为145068万元。这些都大大好于行业标准。二. 结论 本项目主装置所采用的工艺技术路线成熟先进，产品附加值高，市场前景好，经济效益显著，项目抗风险能力较强。建议尽快实施。 第二章 原料及产品第一节 原 料一.原料的性质重油催化装置主要以加工加氢后的蜡油和掺炼部分渣油为原料，蜡油加氢装置的原料性质和催化装置加工的混合原料性质分别见下表。 蜡油加氢装置原料性质 常压蜡油焦化蜡油混合原32、料加工量，万吨/年404080比重（15.6/15.6），g/cm30.94650.92260.9336总硫，wt-%2.052.332.2总氮，wt-ppm450075006000碱氮，wt-ppm4501500950残炭，wt-%0.550.350.5镍，wt-ppm1.420.040.29钒，wt-ppm2.30.120.81闪点（开口），223185185折射指数-苯胺点，-凝固点，402836运动粘度，mm2/s 501223465运动粘度，mm2/s 1002159.5馏分，0%3032802905%36133834910%37036136530%42240941650%4734233、245370%50344547990%55047451295%575495535100%/催化混合原料油性质序号项 目加氢蜡油减压渣油混合原料1混合比，80202比重，d4200893098750.91193粘度，mm2/s500C800C1000C12610582214638902654闪点（开口），0C2785残炭， W%16.25.46灰分，W%0.1087初馏点，3333545%，36346810%，37651330%，41554150%，48870%，49249390%，54595%，594100%，643干点，第二节 产 品一. 主要产品项目主要产品见下表 序号 产品名称产量（1034、4 t/a）去向1 液化石油气11.47 出厂销售2 精丙烯 5.73 出厂销售3 汽油34 出厂销售4 柴油16 出厂销售5催化油浆2.8出厂销售6干气2.8作为装置自用燃料气7硫磺3.0出厂销售合计72.8二. 各产品执行的产品标准各产品执行的产品标准见下表 序号产品名称执行标准备注1液化气GB11174-19972汽油GB17930-19993柴油GB252-20004精丙烯 GB/T 7716-20025硫磺GB2449-92三. 主要产品质量 (见以下各表) 1. 产品质量要求无铅汽油部分质量要求项目质量指标GB17930-199990号93号95号研究法辛烷值 909395抗暴指数35、 858890硫含量，%(m/m) 0.08苯含量，%(v/v) 2.5芳烃含量，%(v/v) 40烯烃含量，%(v/v) 35蒸汽压，kPa 不大于88（夏）/74（冬）氧含量， %(v/v) 2.7注：国家已于2005年7月1日起强制执行新的汽油质量标准要求，即无铅汽油的含硫量从原来的0.08%降为0.05%，以使汽车排放指标达到欧标准。轻柴油部分质量要求项 目GB252-200010号5号0号-10号-20号色号，号 不大于3.5氧化安定性，总不容物，mg/100mL 不大于2.5硫含量，%(m/m) 不大于0.2酸度,mgKOH/100ML不大于7凝点， 不高于1050-10-20冷滤36、点， 不高于1284-5-14闪点（闭口）， 不低于55十六烷值， 不小于45 2. 产品性质汽油、轻柴油和油浆性质序号项 目稳定汽油柴油油浆备注1密度（20），g/cm30.720.9051.01932运动粘度mm2/s：20 504.6382.71535/8015/1003凝点，4辛烷值，RONCMON92815计算十六烷指数26306诱导期，min5007S，w% 800ppm1200ppm8馏程 9初馏点451781010%2191150%982861290%3481395%18035214终馏点190360 第三章 生产规模及产品方案第一节 生产规模1.项目主装置建设规模：新建80万37、吨/年重油催化装置（包括配套吸收稳定、气分和脱硫部分）、80万吨/年蜡油加氢精制装置、1.5104Nm3/h焦化干气制氢装置、3万吨/年硫磺装置、60t/h污水汽提装置以配套公用工程。2.装置开工时数：装置开工时间8000小时。第二节 产品方案一. 产品加工方案：1.原料蜡油在80万吨/年蜡油加氢精制装置经加氢精制后与减压渣油混合后作为80万吨/年重油催化装置的原料，经催化反应后再经过气分、产品精制，生产出民用液化气、精丙烯、汽油、柴油等产品。全厂燃料气脱硫后作为燃料自用。2.蜡油进80万吨/年蜡油加氢精制单元精制，精制蜡油作为中间产品进催化装置。3.1.5104Nm3/h焦化干气制氢利用干气38、与蒸汽混合进入转化炉制成中变气，经脱硫变换、变压吸附产出氢气。二.全厂物料平衡全厂总物料平衡见下表。 全厂总物料平衡表 物料数量104t/a 一.原料 1.蜡油80.00 2.渣油16.00合计80.00 二.产品 1.液化石油气11.47 2.精丙烯5.73 3.汽油34.004.柴油28.85.催化油浆2.806.硫磺3.07.液氨0.238 三.燃料气 1.干气2.8 四.损失0.40 第四章 工艺技术方案第一节 工艺技术方案的选择一. 工艺技术方案确定的依据目前,原油市场价格逐步提升，以渣油为主要原料的焦化装置效益逐步递减。而以较高轻油收率为著称的催化装置的效益却比较明显，所以本可研新39、上的以催化装置为龙头的项目是可行的。因为海化集团已有加工量为140万吨/年的焦化装置，其产品中有大量的蜡油产品。蜡油经加氢后可作为催化的加工原料。所以本项目原料资源充足。在蜡油（掺炼部分渣油）深度加工技术方面,催化裂化是转化蜡油（或渣油）的基本手段，工艺技术成熟，操作费用低，生产优质的汽油和柴油，同时其配套的气分装置可生产出民用液化石油气和精丙烯。本项目蜡油加氢的氢气由焦化干气制氢装置提供。二.工艺技术方案的选择在工艺技术方案的选择上, 催化技术将蜡油和渣油转变成汽油、柴油、液化气和精丙烯,本流程方案是一条成熟且经济的技术方案,该方案具有原料来源广阔，产品质量高，经济效益和社会效益明显的特点。40、因此,该重油综合利用项目采用蜡油催化裂化及蜡油加氢的组合工艺。该项目主装置分为催化装置、蜡油加氢装置、焦化干气制氢装置及配套硫磺污水汽提装置。第二节 各装置工艺技术概况一. 催化装置本设计为催化裂化联合装置，其中包括：80104t/a催化裂化装置；20104t/a气体分馏装置；产品精制装置(包括：干气及液化石油气脱硫、液化石油气脱硫醇、汽油脱硫醇、 溶剂再生)。1. 80104t/a催化裂化装置工艺技术方案(1) 采用多产液化石油气(尤其是丙烯)和高辛烷值汽油工艺。其工艺特点为：以加氢蜡油和减压渣油为原料，在较高的反应温度、较深的反应深度，较低的油气分压，较高的剂油比，并在添加了择型分子筛的专41、用催化剂的作用下进行催化裂解反应，生产较多的丙烯及高辛烷值汽油。目的产品产率高,该工艺技术高价值产品汽油、液化石油气、三碳烯烃、四碳烯烃产率高。产品质量好,该工艺在多产液化石油气和汽油的情况下液化气富含烯烃、且汽油质量好。汽油辛烷值RONC达90以上，诱导期长，安定性好。柴油产率较低，其十六烷值与FCC柴油十六烷值基本相当。灵活的工艺条件和操作方式,反应温度510540，剂油比68，可以单程、重油回炼操作。通过调整工艺操作条件可灵活地实现产品方案转化。(2) 采用复合分子筛催化剂及多种助剂为满足本装置多产液化石油气及高辛烷值汽油的要求，设计考虑采用生产高辛烷值汽油、多产液化石油气、重油裂化能力42、强的复合型分子筛催化剂。从稳定操作、保证装置长周期运转及环境保护角度出发，设计中考虑添加CO助燃剂、油浆阻垢剂等助剂。其中CO助燃剂为实现完全再生提供了可靠的保证；油浆阻垢剂的应用对于避免或减轻油浆系统的结垢十分有效，为该系统长期高效运转创造了有利条件。(3) 采用同轴式反应-再生器本设计采用同轴式两器布置方案，以减少设备投资、减少占地。同时该类型装置具有技术先进、操作简单、抗事故能力强、能耗低等特点。工艺技术及特点(1) 再生技术及特点近年来，催化裂化反应-再生技术已有长足发展。单段逆流再生技术是目前国内催化裂化技术中最可靠先进的再生技术，该技术已成功应用于数套新建的大中小型催化裂化。实践证43、明，该技术具有技术先进、操作简单、抗事故能力强、能耗低、占地面积小等优点，较其他型式具有明显的技术优势。因此设计选用具有成熟应用经验且操作简单的同轴式单段逆流高效再生两器技术。再生工艺技术再生方案的选择原则考虑两个主要因素：其一满足再生催化剂的定碳要求，使催化剂的性能得以充分发挥；其二是避免采用过于苛刻的再生条件，恢复并保护催化剂活性。本装置采用单段再生，并采取以下措施，以保证催化剂定碳0.1%。l 采取加CO助燃剂的完全再生方案采用该方案后，由于平均氧浓度的提高可使再生剂含碳明显降低。对于单段再生其效果更加明显。l 采用较低的再生温度较低的再生温度有利于提高剂油比并保护催化剂活性，为反应原料44、提供更多的活性中心。l 采用逆流再生通过加高待生套筒使待生催化剂进入密相床上部，并良好分配，然后向下流动与主风形成气固逆流接触，有利于提高总的烧焦强度并减轻催化剂的水热失活。l 采用待生催化剂分配技术在待生套筒出口设置特殊设计的待生催化剂分配器，使待生剂均匀分布于再生密相床上部，为单段逆流高效再生提供保证。l 采用高床层再生设置较高的密相床层，不仅可以提高气固的单程接触时间，而且有利于CO在密相床中燃烧，并提高催化剂输送的推动力。l 采用改进的主风分布管主风分布的好坏直接影响再生器的流化质量，从而影响烧焦效果。单段再生的再生器直径较大，因此主风分布好坏尤为重要。为改善流化质量，采用改进的主风分45、布管，可以满足装置长周期操作的需要。再生工艺技术特点同轴式单段逆流高效再生技术具有以下特点：l 结构简单，占地省两器同轴式布置，结构简单、装置总高度低、占地面积小。l 操作控制简单、灵活装置控制参数少，两器差压范围大，操作灵活，抗事故能力强。l 再生效果好配置待生催化剂分配器，形成单段逆流再生条件，再生效果好，同类装置再生剂定碳小于0.1%，大多在0.06%左右，适合于加工重质催化裂化原料。l 催化剂失活少催化剂从密相段中部进入再生器，焦炭中的氢集中在床层上部燃烧，减少了水蒸汽在催化剂床层中的停留时间，有效减少了催化剂的水热失活。l 能耗低两器系统简单，再生器压降小，主风机及烟气系统简单合理，46、操作灵活，能量回收率高，装置能耗低。l 主风、烟气流程简单主风控制简单，配置烟气能量回收机组后，再生器风量可固定，有效提高了装置操作的稳定性；烟气能量回收率高。l 特殊的催化剂输送型式，具有较强的催化剂循环输送能力。同轴单段两器结构见下图： (2) 反应技术及特点反应工艺技术:反应部分的技术决定了催化裂化产品的产率和质量，决定着装置的经济效益，因此本装置设计吸收国内同类装置积累的先进经验，并结合本装置的具体特点，采取以下措施，以有效提高汽油收率、降低干气和焦炭产率，避免沉降器结焦。l 采用多产液化石油气(尤其是丙烯)和高辛烷值汽油工艺，营造较长的反应时间，较低的油气分压，较高的剂油比，生产较多47、的丙烯及高辛烷值汽油；l 采用高效雾化喷嘴并采用较高的原料油预热温度，以降低原料进喷嘴的粘度，确保原料的雾化效果及油气接触效果；l 设置予提升段。改善催化剂与原料接触前的流动状况，使油气与催化剂接触前，以接近活塞流的形式向上流动，使催化剂与原料保持均匀接触。提升介质为自产干气，可减轻催化剂水热使活并降低蒸汽消耗；提升管出口采用粗旋快速分离技术。为使油气与催化剂迅速分离，减少过裂化反应，在提升管出口设置效率较高的粗旋风分离器，快速终止催化裂化反应，力求减少油气不必要的二次反应及避免沉降器结焦。l 采用高效汽提技术。设计主要从改进汽剂接触即改进档板结构、改善蒸汽分配及增加催化剂停留时间三方面入手，48、减少催化剂所携带的油气量，进一步降低可汽提焦炭产率，在较低的蒸汽耗量下取得理想的汽提效果。以上技术的采用，可大大提高装置总体技术水平，提高有效产品的产率和质量，是目前普遍采用的、提高装置经济效益的有效手段。反应工艺技术特点:采取上述的反应工艺技术措施，使得催化剂在从进入提升管反应器至离开沉降器汽提段的整个过程中均处于优化状态。通过予提升段尽可能地使催化剂流动均匀。采用高效雾化喷嘴使催化剂与良好雾化并均匀分布的原料油雾滴接触，达到瞬间汽化、反应的目的。使用快分和油气快速导出技术减少过裂化反应及热裂化反应，使反应油气在高温区的停留时间尽可能缩短。加之完善的汽提设施，从而达到提高轻质油收率，降低干气49、焦炭产率之目的。(3) 合理采用的外取热技术及特点外取热器采用全返混式专利技术。该外取热器的催化剂进出口为同一管道，不设滑阀。外取热器通过调节流化两段流化风量来达到调节取热负荷、控制再生温度的目的。采用的外取热器具有结构简单、操作方便、调节灵活、运行可靠等特点。其取热管采用专利技术的肋片管，具有传热系数高、设备结构紧凑、抗事故能力强(取热管断水不易破裂漏水)等优点。外取热水系统采用自然循环方式，节省动力，运行可靠。(4) 产汽系统和余热锅炉技术产汽系统是为回收装置再生器内余热及工艺物流的中高温位余热而设置的。循环油浆、分馏二中及再生器内催化剂温位较高，组成一个中压产汽系统，产中压饱和蒸汽(250、55, 4.22MPa)。余热锅炉系统回收再生烟气的物理显热，产生中压饱和蒸汽,并过热产汽系统及余热锅炉系统所产生的所有饱和蒸汽至450、3.82MPa。 设置一台余热锅炉回收再生烟气余热，其中烟气高温段过热中压饱和蒸汽，中温段产生中压饱和蒸汽，低温段预热装置及余锅本体产汽用的除氧水。并在余热锅炉内设置辐射过热段，通过补燃燃料气，保证将中压蒸汽过热到450、3.82MPa。装置自产蒸汽全部为中压蒸汽，在余热锅炉内过热，供气压机组使用。(5) 分馏、吸收稳定技术分馏、吸收稳定系统设计着眼于在保证产品分离精度的前提下，通过流程的合理配置降低消耗、优化用能。分馏塔设四个循环回流取热，即顶循、一中、二51、中及油浆，各部分取热比例为：顶循一中二中油浆20.6%31.8%8%39.6%其中顶循热量主要用来加热原料、低温热水；一中除供稳定塔底重沸器外，多余热量用于加热低温热水；油浆热量首先用于加热原料油，剩余部分用于发生中压蒸汽；二中温位高达320330，此部分热量用于发生中压蒸汽，既符合热量逐级利用的原则，又保证了操作时的灵活性。吸收解吸部分采用双塔流程，为满足产品分离的要求在设计中采取如下提高分离效率的措施：l 适当增加再吸收塔及稳定塔塔盘数量。l 充分利用稳定汽油热量，使稳定塔进料保持合适的温度，降低塔底重沸器热负荷。l 合理选择吸收剂进吸收塔的位置。l 解吸塔采用冷、热两段进料以降低塔底重沸52、器高温位热负荷。l 采用深度稳定方案，既可多回收液化石油气，又可降低补充吸收剂用量。(6) 其它多项新技术装置设计采用多项新技术、新设备、新材料等，以提高装置总体技术水平。 首先采用高效旋风分离器：从维持反再系统平稳操作，减少催化剂自然跑损的角度出发，本装置反再系统中旋风分离器均采用分离效率高、结构简单及操作弹性大的高效立式旋风分离器。经工业装置运转证明，立管式三级旋风分离器可除去粒径大于10的催化剂粉尘，有效地保护烟机。采用280大处理量分离单管,以节省投资。 其次有针对性地采用新型冷换设备：分馏塔顶油气冷凝系统的压降大小直接影响气压机的功率消耗以及吸收系统的操作。因此，分馏塔顶低温热回收、53、水冷系统采用低压降折流杆式冷凝器。同时，为减少气体压降，保证吸收稳定系统的高效率操作，气压机二段出口水冷器也采用折流杆冷凝冷却器。顶循环油、轻柴油、一中段油、稳定汽油等低温热回收系统换热器采用U型管换热器，以保证热水水质。 另外单、双动滑阀及塞阀均采用电液执行机构和冷壁式阀体结构。机组配置 主风机组采用一开一备两套机组。主机为烟气轮机轴流主风机电动机三机组；备机为离心主风机电动机。 气压机组气压机组采用背压蒸汽轮机驱动的二机组配置方式，即采用气压机中压背压式透平二机组配置。气压机的负荷可以方便地利用转速调节。与恒转速运转的气压机组相比，可较大幅度地节省运行费用，降低装置能耗。主要操作条件(1)54、 反应再生反应压力 0.20 MPa（表）反应温度 515520再生压力 0.24 MPa（表）再生温度 680700 (2) 分馏分馏塔顶压力 0.17 MPa（g）分馏塔顶温度 110分馏塔底温度 360(3) 吸收稳定吸收塔顶压力 1.3 MPa（g）解吸塔顶压力 1.5 MPa（g ）再吸收塔顶压力 1.25 MPa（g ）稳定塔顶压力 1.1 MPa（g）装置工艺流程装置由反应-再生、分馏、吸收稳定(含气压机)、主风机-烟机系统、余热锅炉、余热回收站组成，各部分流程叙述如下。反应再生部分原料油自装置外进入原料缓冲油罐，经原料油泵升压后，先经原料油-顶循环油换热器与顶循环油换热后、再通55、过原料油-轻柴油换热器、一中段油-原料油换热器，最终经油浆-原料油换热器加热至200左右，然后与从分馏来的回炼油混合后分路经原料油雾化喷嘴进入提升管，与690高温催化剂接触进行原料的升温、汽化及反应。反应后的油气与待生催化剂在提升管出口经粗旋风分离器迅速分离后经升气管密闭进入沉降器四组单级旋风分离器，再进一步除去携带的催化剂细粉后离开沉降器，进入分馏塔。积炭的待生催化剂经粗旋料腿及沉降器单级旋风分离器料腿进入汽提段，在此与蒸汽逆流接触以置换催化剂所携带的油气。汽提后的催化剂沿待生立管下流，经待生立管、待生塞阀、待生催化剂分配器进入再生器，在690左右的再生温度、富氧及CO助燃剂的条件下进行逆流56、完全再生。烧焦过程中产生的过剩热量由外取热器取走。再生后的催化剂通过再生立、斜管及再生滑阀，进入提升管反应器底部，在干气的提升下，完成催化剂加速、分散过程，然后与雾化原料接触。为防止原料中所含重金属对催化剂造成污染，设置金属钝化剂加注系统。桶装金属钝化剂先经化学药剂吸入泵打进化学药剂罐，然后由化学药剂注入泵连续注入至提升管的进料管线上。再生器烧焦所需的主风由主风机提供，主风自大气进入主风机，升压后经主风管道、辅助燃烧室及主风分布管进入再生器。其中部分主风经增压机升压后，分别作为外取热器流化风、提升风及待生套筒流化风。再生器烧焦产生的烟气，先经再生器两级旋风分离器分离其中携带的催化剂，再经三级旋57、风分离器进一步分离催化剂后，进入烟气轮机膨胀作功，驱动主风机组。从烟气轮机出来的烟气，进入余热锅炉进一步回收烟气的热能，使烟气温度降到180以下，最后排入大气。当烟机停运时，主风由备用主风机提供，此时再生烟气经三级旋风分离器分离催化剂后由双动滑阀及降压孔板降压后再进入余热锅炉。开工用的催化剂由冷催化剂罐或热催化剂罐用非净化压缩空气输送至再生器，正常补充催化剂可由催化剂小型加料线输送至再生器。CO助燃剂由助燃剂加料斗、助燃剂罐用非净化压缩空气经小型加料管线输送至再生器。三级旋风分离器回收的催化剂，由三旋催化剂储罐用非净化压缩空气间断送至废催化剂罐。分馏部分由沉降器来的反应油气进入分馏塔底部，通过58、人字挡板与循环油浆逆流接触，洗涤反应油气中的催化剂并脱除过热，使油气呈“饱和状态”进入分馏塔进行分馏。分馏塔顶油气经分馏塔顶油气-热水换热器换热后，再经分馏塔顶油气干式空冷器和分馏塔顶油气冷凝冷却器冷却至40，进入分馏塔顶油气分离器进行气、液、水三相分离。分离出的粗汽油经粗汽油泵分成两路，一路作为吸收剂送入吸收塔；一路作为反应终止剂打入提升管上部。富气进入气压机。含硫的酸性水由富气水洗泵抽出，作为富气洗涤水送至气压机出口管线和分馏塔顶管线。轻柴油自分馏塔抽出自流至轻柴油汽提塔，汽提后的轻柴油由轻柴油泵抽出，经原料油轻柴换热器、轻柴油-富吸收油换热器、轻柴油-热水换热器及轻柴油空冷器冷却至60后59、，一路作为产品直接出装置，另一路经贫吸收油冷却器冷却至40送到再吸收塔作吸收剂。回炼油自分馏塔自流至回炼油罐，经二中及回炼油泵升压后一路与原料油混合进入提升管反应器，另一路返回分馏塔，第三路作为二中段循环回流。分馏塔多余热量分别由顶循环回流、一中段循环回流、二中段循环回流及油浆循环回流取走。顶循环回流自分馏塔第四层塔盘抽出，用顶循环油泵升压，经原料油-顶循环油换热器、顶循环油-热水换热器温度降至90返回分馏塔第一层。一中段回流油自分馏塔第二十一层抽出，用一中循环油泵升压， 经稳定塔底重沸器、一中段回流油-原料油换热器、一中段回流油-热水换热器换热，将温度降至200返回分馏塔十八层。二中段油自分60、馏塔第三十三层与回炼油一同抽出，经二中及回炼油泵升压，分馏二中段循环油经蒸汽发生器发生3.5MPa级饱和蒸汽，温度降至280返回分馏塔第三十层。油浆自分馏塔底由循环油浆泵抽出后分为两路，一路作为回炼油浆直接送至提升管反应器；另一路经油浆-原料油换热器、循环油浆蒸汽发生器发生3.5MPa级饱和蒸汽将温度降至280后再分为两路，大部分作为上下返塔至分馏塔，小部分经产品油浆冷却器冷却至90，作为产品油浆送出装置。为防止油浆系统设备及管道结垢，设置油浆阻垢剂加注系统。桶装阻垢剂先经化学药剂吸入泵打进化学药剂罐，然后由化学药剂注入泵连续注入循环油浆泵入口管线。吸收稳定部分富气进入气压机一段进行压缩， 然61、后由气压机中间冷却器冷至40，进入气压机中间分离器进行气、液分离。分离出的富气再进入气压机二段。二段出口压力(绝)为1.6MPa。气压机二段出口富气与解吸塔顶气及富气洗涤水汇合后，先经压缩富气干式空冷器冷凝冷却，再与吸收塔底油混合进入压缩富气冷却器进一步冷至40后,进入气压机出口油气分离器进行气、液、水三相分离。经分离后的气体进入吸收塔进行吸收，作为吸收介质的粗汽油及稳定汽油分别自第六层及第一层进入吸收塔，吸收过程放出的热量由两个中段回流取走。其中一中回流自第八层塔盘流入吸收塔一中回流泵,由泵升压后经吸收塔一中回流油冷却器冷至38返回吸收塔第九层塔盘；二中回流自第二十八层塔盘抽出，由吸收塔二中62、回流泵打至吸收塔二中段回流油冷却器冷至38返回吸收塔第二十九层塔盘。经吸收后的贫气送至再吸收塔，用轻柴油作吸收剂进一步吸收后，干气分为两路，一路至提升管反应器作预提升介质，一路至产品精制脱硫，作为工厂燃料气。凝缩油由解吸塔进料泵从气压机出口油气分离器抽出分为两路：一路经解吸塔进料换热器加热进入解吸塔第十层，另一路直接进入解吸塔顶部，由解吸塔底重沸器提供热源，以解吸出凝缩油中2组分。解吸塔重沸器由1.0MPa蒸汽加热。脱乙烷汽油由解吸塔底抽出，经稳定塔进料泵升压后再经稳定塔进料换热器与稳定汽油换热,送至稳定塔进行多组分分馏。稳定塔底重沸器由分馏塔一中段回流油提供热量。液化石油气从稳定塔顶馏出，经63、稳定塔顶油气干式空冷器、稳定塔顶冷凝器冷至40后进入稳定塔顶回流罐。然后经稳定塔顶回流油泵抽出，一部分作为稳定塔顶回流，其余作为液化石油气产品送至产品精制脱硫、脱硫醇。 稳定汽油自稳定塔底先经稳定塔进料换热器 、解吸塔进料换热器分别与脱乙烷汽油、凝缩油换热后，再经稳定汽油-热水换热器、稳定汽油冷却器冷却至40，一部分至产品精制装置脱硫醇；另一部分由稳定汽油泵加压后进入吸收塔作补充吸收剂。气压机出口油气分离器分离出的酸性水，自压送至装置外。产汽系统、余热锅炉及余热回收自系统来的除氧水先经给水预热器、余热锅炉省煤器。预热后的除氧水分别送至余热锅炉汽包、外取热器汽包 、循环油浆蒸汽发生器汽包及分馏二64、中蒸汽发生器汽包。外取热器和循环油浆蒸汽发生器产的中压饱和蒸汽和余热锅炉自产的中压饱和蒸汽一起在余热锅炉过热段过热，一部分供气压机的蒸汽轮机使用，其余部分送出装置。装置开工时用的中压过热蒸汽由系统管网供给，开工用的1.0MPa蒸汽也由系统管网供给。为了保证装置生产的安全可靠性，在中压蒸汽管网与低压蒸汽管网之间设置了减温减压设施，主要作用是中压饱和蒸汽减压。自烟机来的再生烟气正常情况下进入余热锅炉，温度降至180后排至烟囱。余热锅炉投入运行前再生烟气可经旁通线排至烟囱。正常情况下，装置内利用分馏塔顶、顶循环油、轻柴油等低温位热源加热70热媒水至105，该部分热水冬季参与工厂系统采暖伴热，夏季用冷65、却器冷却到70，经热水泵升压后再回到装置取热，加热到105。整个系统设计成闭式循环系统，考虑到工厂未来的快速发展，待有新的热用户后，可以更方便地回收这部分热量。催化裂化装置物料平衡催化裂化装置物料平衡序号名称收率w%数量104t/a数量备注t/dKg/h1原料1.1加氢蜡油64.01920.0800001.2减压蜡油16.0480.020000合计80.02400.01000002产品2.1干气3.502.8084.0035002.2液化气21.5017.20516.00215002.3汽油（初馏点185）42.5034.001020.00425002.4柴油（185365）20.0016.066、0480.00200002.5油浆（365）3.502.8084.0035002.6催化烧焦8.506.80204.0085002.7损失0.500.4012.00500合计100.0080.002400.00100000轻油收率%62.50轻油LPG84.00主要设备(1) 再生立管提升管反应器直径为1000mm/1100mm； 内衬150mm隔热耐磨衬里；提升管反应器进料设1排4只高效雾化喷嘴，出口采用两组粗旋风分离器。(2) 沉降器及汽提段沉降器置于再生器之上，直径为6400m，内衬100mm无龟甲网衬里，采用单级4组高效旋风分离器。汽提段设改进型环形挡板，整个汽提段插入再生器中，外衬167、00mm隔热耐磨衬里。(3) 再生器采用大小筒结构,稀密相直径分别为9200mm和6800mm，采用125mm厚隔热耐磨衬里，主要构件包括两级高效旋风分离器、主风分布管、待生塞阀套筒及特殊设计的待生催化剂分配器等。(4) 外取热器本装置设一台全返混式外取热器，直径2500mm，内衬100mm隔热耐磨衬里，汽水循环系统采用自然循环方式。(5) 催化分馏塔分馏塔直径4200mm，采用34层双溢流条型浮阀塔板。(6) 轻柴油汽提塔直径1400mm，采用6层单溢流条型浮阀塔盘。(7) 吸收塔直径2200mm，采用40层双溢流条型浮阀塔盘。(8) 解吸塔直径2800mm，采用40层双溢流条型浮阀塔板。(68、9) 再吸收塔直径1600mm，采用30层单溢流条型浮阀塔板。(10) 稳定塔直径2800mm，采用52层双溢流条型浮阀塔板。机组(1) 主风机组主风机组采用烟机+主风机+电动/发电机三机组配置。主风机为离心式风机。 烟机采用单级悬臂式。电动机为鼠笼式异步电动/发电机。主风机设计流量1800m3n/min，设计出口压力0.4MPa(绝)。烟气轮机设计入口烟气流量1750m3n/min，入口压力0.31MPa(绝)。(2) 备用主风机组备用主风机组采用主风机+电动机两机组配置。主风机为离心式风机。主风机设计流量1300m3n/min，设计出口压力0.32MPa(绝)。电机功率5000 kW。(369、) 增压机组增压机采用增压机电动机二机组配置，共两台，1开1备。增压机为离心式。设计流量160m3n/min，设计出口压力0.48MPa(绝)。电机功率315kW。(4) 富气压缩机组富气压缩机采用背压式汽轮机+气压机两机组配置。富气流量325450 m3n/min， 入口压力0.16MPa(绝)，出口压力1.41.6MPa(绝)。冷换设备对于一般的冷换设备以选用BES、BJS系列为主；对于热水与油品换热的换热器均选用BIU系列；对压降及油气冷却要求较严的部位，如分馏塔顶、气压机出口系统，采用低压降的折流杆冷凝器。油泵本装置所选油泵以能满足大流量要求、较高效率的AY型离心泵为主，电机均选用YB70、系列电机。余热锅炉设置一台余热锅炉。由过热段、蒸发段及省煤段组成，并设置了给水预热器，余热锅炉补燃操作。主要设备表反应器类序号设备名称规格型号数量备注1再生立管提升管反应器1000/1100012同轴式沉降器-再生器6400/9200/680050862222613外取热器25001塔类序号设备名称规格型号数量备注1催化分馏塔4200540502012轻柴汽提塔1400180001013吸收塔2200427102014解吸塔2800427602615再吸收塔1600280401616稳定塔280049760221机组类序号名 称型号数量1主风机AV50-1312备用主风机MCL100313增压71、机（配套电机）D80-124背压式汽轮机N250215齿轮箱HGGS53016电动发电机YCH710417电动机YCH710418主风机组烟气轮机YL800019主风 机油站NRY1000-1561工业炉表序号名 称数量备 注1辅助燃烧室12224991812 12793kW2余热锅炉1CG-BQ92.7/500-61-3.82/450容器类序号设备名称规格型号数量备注1.中压汽水分离器150065365012.中压汽水分离器150065365013.中压汽水分离器180088265414.冷催化剂罐6000232541815.废催化剂罐6000212541816.热催化剂罐60002325472、1817.催化剂加料斗15001500141218.催化剂储罐320059641819.水封罐3400550014110.净化压缩空气罐（一）2600770616111.净化压缩空气罐（二）2200665414112.非净化压缩空气罐2200670414113.助燃剂加料斗4006564.5114.助燃剂加料罐40013076115.再生烟气降压孔板22341000016116.临界喷嘴CSE250MF25a117.化学药剂罐1400677010118.回炼油罐28002045212119.分馏塔顶油气分离器42001223618120.封油罐160068668121.气压机出口油气分离器3673、001194824122.稳定塔顶回流油罐2800951216123.轻污油罐2000707010124.凝结水罐800240010125.蒸汽扩容器10005074.510126.凝缩油罐600179310127.放火炬气体分液罐24001030010128.锅炉定期排污扩容器200044188129.加药装置CIS2V1M32PJZ130.锅炉定期排污扩容器200044188131.水封罐34005500148132.加药装置CIS2V1M32PJZ133.燃料气分液罐80037338134.蒸汽分水器1000217212135.氮气罐14004735101冷换类序号设备名称规格型号数量备74、注1.原料油-顶循环油换热器BES1100-2.5-335-6/25-2I 管12.原料油油浆换热器BES900-4.0-215-6/25-2I 管13.分馏塔顶油气-热水换热器BJS1200-1.6-410-6/25-6I 管14.分馏塔顶油气干式空冷器GP9X3-4-129-1a126组5.分馏塔顶油气冷凝冷却器BJS900-1.6-210-6/25-6I 管16.顶循环回流油-热水换热器BIU1200-2.5-400-6/25-2I 管27.轻柴油-富吸收油换热器BES700-2.5-120-6/25-4I 管18.轻柴油-热水换热器BIU700-2.5/2.5-120-6/25-4I 75、管29.轻柴油空冷器GP9X3-4-129-1a210.贫吸收油冷却器BES600-2.5-85-6/25-4I 管211.原料油-轻柴油换热器BES700-2.5-120-6/25-4I 管212.原料油-中段油换热器BES900-2.5-215-6/25-2I 管213.外甩油浆冷却器AES500-1.380.58-26-625-8414.二中蒸汽发生器BES900-1.385.0-205-6/25-4I115.油浆蒸汽发生器BJS1200-1.55.0-365-6/25-6I 216.油浆冷却器AES500-1.380.58-26-625-8217.一中段回流油-热水换热器BIU800-76、2.5/2.5-170-6/25-2 管118.压缩富气干式空冷器GP9X3-4-129-1a419.压缩富气冷却器BJS1300-2.5-490-6/25-4I 管420.吸收塔一中回流油冷却器BES700-2.5-120-6/25-4I221.吸收塔二中回流油冷却器BES700-2.5-120-6/25-4I222.解吸塔进料换热器BES700-2.5-120-6/25-4I123.解吸塔底重沸器BJS1000-2.5-270-6/25-4 管124.稳定塔进料换热器BES700-2.5-120-6/25-4I225.稳定塔顶干式空冷器GP9X3-6-188-1a426.稳定塔顶冷凝器BJ77、S1200-2.5-395-6/25-4427.稳定塔底重沸器BJS1600-2.5-688-6/25-6 管128.稳定汽油-除盐水换热器BIU800-2.5-165-6/25-4I 管129.稳定汽油冷却器BES900-2.5-215-6/25-2I 管230.气压机中间冷却器BJS1200-2.5-380-6/25-6 管131.热水加热器BES1800-1.6/1.6-935-6/25-4I2机泵类序号设备名称规格型号数量备注1化学药剂注入泵JG-XM140/3.222化学药剂吸入泵CHY3.31P21023粗汽油泵100AIIY 120224顶循环回流油泵250AYS 80A25轻柴78、油泵100AIIY 120226一中段回流油泵250A S Y 80A27二中及回炼油泵150AIY 150B28油浆泵200ZPY31529富气水洗泵50AY355210封油泵DY62512211解吸塔进料泵200AIY 75212吸收塔底油泵150AY 75A 113吸收塔一中回流泵150AY 75A114吸收塔二中回流泵150AY 75A115稳定塔进料泵150AIY 75B216稳定塔顶回流泵150AIY 150B217稳定汽油泵100AY 1202C218轻污油泵DB65YB40119凝液泵40AYII35*6220热水循环泵8SH-62阀门类序号名称型号数量备注1.电液冷壁双动滑阀79、DN120012.电液冷壁单动滑阀DN70013.电液待生塞阀DN120014.烟机入口电液高温蝶阀DN120015.阻尼单向阀DN90026.阻尼单向阀DN80017.阻尼单向阀DN25018.风动闸阀DN25019.烟机入口电动高温闸阀DN1200110.气压机放火炬蝶阀DN600111.气压机入口调节蝶阀DN6001其它类序号名称型号数量备注1.冷催化剂罐顶旋风分离器XF250172712.废催化剂罐顶旋风分离器XF250172713.立管式三级旋风分离器42321614.四级旋风分离器51046961015.三联汽水采样冷却器II型16.四联汽水采样冷却器II型17.富气压缩机2MCL80、5261消耗指标催化裂化消耗指标汇总表项目单位正常最大备注新鲜水t/h1280循环水t/h19003100脱氧水t/h62凝结水t/h-11电高压KW366046106000V低压KW11301500380V、220V净化风m3n/h23103000非净化风m3n/h12403640燃料气m3n/h1700开工用3.5Mpa蒸汽t/h26.4注：正常运行时自产3.5Mpa 63.2t/h；1.0Mpa 26.4t/h。1.0Mpa蒸汽t/h19.135.5氮气m3n/h30开工时用240 m3n/h注：装置正常运行时，可以外输3.5Mpa蒸汽36.8 t/h， 1.0Mpa蒸汽7.3t/h。281、20104气体分馏装置工艺技术选择(1) 国内外气体分馏装置技术现状气体分馏装置是常规的精细分馏过程，根据原料中各组分间相对挥发度的不同，按要求将其分为目的产品。国内外在气体分馏的工艺技术上是一致的，都是通过一系列塔，根据产品方案的要求，将液化气分离成单个的组分或馏分。气体分馏工艺流程随着产品方案的不同而不同，从理论上讲，将原料切割成n个组分时，需要的分馏塔为n-1个，其可能组合的流程方案数N为：N=2(n-1)!/n!(n-1)!。在分离顺序方面有以下两种方案可采用：方案一 ：脱丙烷、脱乙烷、丙-丙分离的常规流程此流程属于常规的三塔流程，得到了广泛的应用，在第一个塔里将C馏分和C馏分分开，第82、二个塔将C馏分和C馏分分开，将最难分离的C馏分的丙烷和丙烯在第三个塔里分离。此流程使最难分离的塔的进料最少，可以减少设备的尺寸和能耗。方案二:脱乙烷、脱丙烯、脱丙烷的顺序分离流程此流程按各组分轻重的先后顺序，先把最轻的乙烷脱掉，再把丙烯、丙烷分别在第二、第三个塔里与其他组分分离而得到目的产品。此流程的优点：一是避免了非塔顶目标组分的大量重复汽化与冷凝，有利于降低能耗；二是由于按挥发度的大小顺序进行分离，塔的操作压力也是按从大到小的顺序排列，可以靠自流的方式由前一个塔给后一个塔进料，减少了泵的数量；但同时存在着塔顶的产品量远小于塔底的产品量，造成塔的精馏段和提馏段操作负荷不均匀，甚至出现操作负荷83、两头小、中间大的情况，以及由此引起设计、操作难度大等一系列的缺点。在丙烷-丙烯的分离流程上，有常规流程和热泵流程两种可供选择的方案：方案一：丙烷-丙烯分离常规方案常规丙烷-丙烯分离方案中丙烯精馏塔采用冷却水（空气）作为塔顶冷凝的冷源，用蒸汽或其它热媒分别作为塔底重沸的热源。常规流程设备投资少，流程相对简单，但能耗相对较高。方案二：丙烷-丙烯分离热泵方案目前国内现有气体分馏装置约50套，其中约35套采用常规流程，有10多套采用热泵流程。丙烷-丙烯分离热泵方案是逆向卡诺循环，目前，我国采用的热泵方案都采用开路压缩式，热泵流程可以采用塔顶丙烯产品作为工质，即塔顶馏出丙烯气相，通过丙烯压缩机升压、升温84、后去塔底重沸器，在塔底放出热量后而冷凝，因此既节省了冷却水的消耗，又节省了塔底重沸器热量的消耗；热泵流程也可以用塔底丙烷产品作为工质，即抽出塔底的一股丙烷馏分节流降温后与丙烯塔顶气相换热，通过丙烷气化所放出的冷量来冷凝塔顶产品的同时，吸收丙烯气的低温热能使丙烷气升温，气化后的丙烷通过丙烷压缩机压缩增压继续升温后，返回到丙烯塔塔底作为塔底的热源，同样既节省了冷却水的消耗，又节省了塔底重沸器热量的消耗。热泵方案可以明显地节约能量。但也存在着设备投资较大，流程相对复杂，操作维护难度大的缺点。一般规模小于60万吨/年的装置不采用。(2) 气体分馏装置工艺技术选择采用脱丙烷-脱乙烷-丙、丙分离的常规分离85、顺序通过以上优缺点的分析比较，综合模拟计算的能耗分析，发现方案二的节能优势不很大，虽然能减少两台泵设备，但仅是两台流量和扬程都较小的泵，节省投资不明显，考虑到塔内操作负荷不均匀，塔的设计要变径，甚至出现设备两头小、中间大的情况，不推荐方案二。本可研设计在分离顺序方面,采用脱丙烷-脱乙烷-丙、丙分离的常规分离顺序。丙烯-丙烷分离采用常规分离方案对于规模大的气体分馏装置采用热泵方案在节能方面具有很大的优势，应优先选用热泵方案。但结合本厂的实际规模，丙烯-丙烷分离采用常规分离方案。主要操作条件气体分馏部分主要操作条件序号设备名称压力MPa（G）温 度 备 注塔顶塔底进料回流塔顶塔底1脱丙烷塔1.6486、1.7058.040.042.0101.02脱乙烷塔2.822.8740.033.044.068.03丙烯塔1.71.867.040.043.053.0原料本装置的原料为催化裂化装置生产的脱硫液化石油气。装置工艺流程(1) 工艺流程简述从液化罐区来的脱硫液化气首先进入原料缓冲罐，经原料泵送至原料-混合C换热器与脱C液化气换热后，进入脱丙烷塔。C、C馏分从塔顶馏出，经脱丙烷塔冷凝器冷凝后进入脱丙烷塔顶回流罐，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升压，送至脱乙烷塔作为进料。塔底C馏分自流至原料-混合C换热器与原料换热放出热量后，经混合C冷却器冷却至40后作为87、液化气去罐区储存。脱乙烷塔塔顶馏出气体经脱乙烷塔冷凝器部分冷凝后，进入脱乙烷塔回流罐。回流罐中的不凝气主要为C，经压力控制阀调压后送至燃料气管网。回流罐中的液体用脱乙烷塔回流泵全部送回脱乙烷塔顶作为回流，塔底的C馏分自脱乙烷塔塔底自自流进入丙烯塔。丙烯塔因分离要求精度高，塔板数较多，分为两塔串联操作，下段为1#丙烯塔，上段为2#丙烯塔。1#丙烯塔塔底用重沸器供热， 1#丙烯塔底的丙烷产品，经丙烷冷却器冷却至40后出装置去罐区储存。1#丙烯塔顶排出的气体进入2#丙烯塔下部，2#丙烯塔底部液体由丙烯塔中间泵送回1#丙烯塔顶部作为回流。2#丙烯塔塔顶馏出气体经丙烯塔冷凝器冷凝后，进入丙烯塔回流罐，用88、丙烯塔回流泵抽出后分两部分：一部分送回2#丙烯塔顶部作为回流，另一部分作为丙烯产品出装置。流程见附图八、九、十：7060F0000/0810(2) 装置物料平衡气体分馏部分物料平衡表序号物 料 名 称数 值备 注w%Kg/h104t/a1进料： 1.1液化石油气100.002500020.00合 计100.002500020.002出料： 2.1精丙烯33.3083246.662.2 民用液化气64.151604212.832.3 乙烷气0.501280.102.4 碳五馏分2.055060.41合计2500020.00主要设备选择(1) 脱丙烷塔脱丙烷塔是本气体分馏装置的第一个塔，本身不生产89、目的产品，但是该塔对后续分馏起着至关重要的作用，对产品精度和产品收率都起着关键作用。原料中的轻重关键组分的含量发生变化时，对塔的操作压力和温度会产生影响，因此该塔的设计要充分考虑到原料变化对操作的影响，留出足够的弹性。经计算，选择该塔的规格为1400/180040000mm，内设65层单溢流浮阀塔盘。(2) 脱乙烷塔脱乙烷塔的目的是尽可能将乙烷脱出，该塔本身不生产目的产品，塔顶液相全回回流。经计算，选择该塔的规格为1200/140031050，内设45层单溢流浮阀塔盘。(3) 丙烯塔丙烯塔的目的是尽可能将丙烷-丙烯塔分开，塔顶出丙烯产品，塔底出丙烷产品丙烷。由于该塔分离精度高，塔盘数多，因此将90、该塔分为两段，串联操作。经过计算分析，选择塔A为320059000，内设100层双溢流浮阀塔盘、塔B为320056000，内设90层双溢流浮阀塔盘。(4) 脱碳五塔 120025000，内设40层单溢流浮阀塔盘。(5) 机泵类本装置的介质液化气、丙烯、丙烷等均为易汽化、易泄露的甲A类液体，且处理量大，需选用质量可靠、效率高的机泵，本方案设计推荐选用屏蔽电泵。(6) 主要设备规格表气分主要设备规格表序号设备名称介质名称规 格数量1塔类1.1脱丙烷塔液化石油气1400/180040000内设65层塔盘11.2脱乙烷塔碳二碳三1200/140031050 内设45层塔盘11.3丙烯塔精馏A碳三32091、059000内设100层塔盘11.4丙烯塔精馏B碳三320056000 设90层塔盘11.5脱碳五塔碳四碳五120025000内设40层塔盘12换热器类2.1原料预热器热水、液化气BES700-4.0-115-6/25-412.2脱丙烷塔重沸器蒸汽、碳四碳五BJS700-2.5-120-6/25-412.3脱丙烷塔顶后冷器碳三、循环水BJS1200-2.5-395-6/25-412.4脱乙烷塔重沸器碳三、热水BJS700-4.0-155-6/19-412.5脱乙烷塔顶冷凝器碳二碳三、循环水BJS700-4.0-120-6/25-422.6精丙烯塔重沸器碳三、热水BJS1500-2.5-635-92、6/25-422.7精丙烯塔顶后冷器碳三、循环水BJS1400-2.5-680-6/19-422.8丙烷冷却器丙烷、循环水AES400-4.0-30-6/25-412.9精丙烯冷却器丙烯、循环水BES500-4.0-55-6/25-412.10脱碳五塔重沸器碳五、蒸汽BJS500-2.5-55-6/25-412.11脱碳五塔冷凝器碳四、循环水BJS1200-2.5-390-6/25-412.12碳四冷却器碳四、循环水BES800-4.0-160-6/25-412.13碳五冷却器碳五、循环水AES400-4.0-15-3/25-413空冷类3.1脱丙烷塔顶空冷器碳三P9X3-6-25843.2精93、丙烯塔顶空冷器丙烯P9X3-6-258164容器类4.1脱丙烷塔进料罐液化气26008000 卧式14.2脱丙烷塔顶回流罐碳三碳二26008000 卧式14.3脱乙烷塔顶回流罐碳三碳二16006000卧式14.4精丙烯塔顶回流罐碳三34008000卧式14.5脱碳五塔顶回流罐碳四16006000卧式14.6蒸汽分水罐蒸汽7001885 立式14.7净化压缩空气罐空气1200410010卧式15过滤器类5.1富液过滤器50m，140 t/h，1.4MPa，30425.2贫液过滤系统50m，140 t/h，1.4MPa，3041套机泵表序号设备名称型 号介质名称数 量原动机1脱丙烷塔进料泵100A94、/II-674液化气2YB280S-2W2脱丙烷塔回流泵100AY120碳二碳三2YB250M-2W3脱乙烷塔进流泵80AY506碳二碳三2YB250M-2W4脱乙烷塔顶回流泵80AY1002C碳二碳三2YB200L1-2W5精丙烯塔中间泵250AYS150B碳三2YB355S1-2W6精丙烯塔回流泵250AYS150A丙烯2YB355S1-2W7脱碳五塔回流泵65AY100A碳四2YB160M2-2W8碳四送出泵80AY506碳四2YB250M-2W9碳五送出泵40AY402C碳五2YB250M-2W10停工抽出泵1QY-2.8/64液化石油气1YB132S1-2W消耗指标气体分馏装置消耗指95、标汇总表序号名 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/h770900t=103电6000VKW220 380VKW600220VKW30间断41.0MPa蒸汽t/h95105热水t/h485105756凝结水t/h97净化压缩空气m3n/h2008非净化压缩空气m3n/h180间断93.0 MPa氮气m3n/h240间断3. 产品精制装置概况产品精制装置是80104t/a重油催化裂化装置的配套处理设施，处理来自80104t/a重油催化裂化装置的干气、液化石油气及稳定汽油，目的是脱除干气中的硫化氢，满足环保要求；脱除液化石油气和汽油中的硫化氢以及硫醇，达到相应质量指标要求。该96、装置包括：汽油脱硫醇、干气及液化石油气脱硫和液化石油气脱硫醇三个部分。设计处理量l 汽油脱硫醇部分设计点处理量 34104 t/a 操作弹性 70135%l 干气及液化石油气脱硫部分：液化石油气：设计点处理量 17.2104 t/a 操作弹性 70165%干气： 设计点处理量 2.8104 t/a 操作弹性 70150%l 液化石油气脱硫醇部分：设计点处理量 17.2104 t/a 操作弹性 70165%原料及产品的主要技术规格原料性质(1) 汽油 硫化氢含量50ppm；硫醇含量180ppm。(2)干气 硫化氢含量5.5%（wt）；二氧化碳含量5.5%（wt）。(3) 液化石油气 硫化氢含量197、.0%（wt）；硫醇含量1000ppm。产品性质 该装置的产品主要为精制后的汽油、干气及液化石油气。(1) 汽油硫醇含量10ppm或博士试验合格。(2) 干气H2S20mg/m3（标），送至燃料气管网供全厂使用。(3) 液化石油气硫醇10ppm，送至气体分馏或罐区。工艺技术路线比较及选择(1) 汽油脱硫醇部分随着重油的深加工及环保要求的日益严格，汽油脱硫醇工艺由最初的液液抽提法发展到固定床法，再发展到微量碱法以及目前的无苛性碱法。国内外无碱脱硫醇的发展国外无碱脱硫醇以美国UOP公司最有代表性，UOP公司开发了无苛性碱脱硫醇工艺，第一套工业装置于1990年2月投产。该工艺与传统Merox工艺不同98、之处是：l 采用Merox21号新型预制固定床催化剂。l 在反应器进料中连续注入Merox CF液体活化剂。l 采用氨水或无水氨液代替苛性钠提供硫醇氧化所需的碱性。Merox CF及氨的注入量均小于50ppm，空气注入量为理论值的200，产品硫醇硫低于5 ppm，反应器含氨废水排放量与原来的Minalk法相当,该废水可排至酸性水汽提装置按常规处理。国内从1983年开始，由石油大学（华东）开始进行无碱脱硫醇（）工艺的开发，于1986年同胜利炼油厂合作进行中试，1989年在胜利炼油厂中试成功，至2001年底采用该工艺建设的装置已有近40套。无碱脱硫醇（）的基本原理是：原料油中的硫醇、氧及催化剂形成99、络合物，然后在络合物内部进行氧化反应，排除了因存在两相而必须的相转移，避免了由于高分子硫醇转移速率太低造成脱除率不高的情况；另一方面由于该过程不使用碱溶液，消除了酚盐及环烷酸盐对催化剂的污染，而且无碱液排放。石油大学北京自19911993年，又开发了无碱脱硫醇（）工艺，该工艺采用了新型催化剂AFS-12, 该催化剂在碱液中不溶解，而溶于一种溶剂，特别适合作为固定床催化剂，其性能与UOP公司的Merox8号、10号、21号相当，并在19931994年于武汉石油化工总厂共同完成了中试及工艺流程、操作条件的考察。中试于1994年11月通过中国石化总公司组织的专家鉴定，并于1997年在安庆石化总厂进行100、工业试验（60万吨/年）。在1997年9月5日及1998年10月14日分别进行了两次标定，认为流程合理，催化剂助剂体系活性高，寿命长。到目前为止国内共有30余套无碱脱硫醇（）工艺装置顺利投产。无碱脱硫醇（）工艺与无碱脱硫醇（）工艺的综合比较无碱脱硫醇（）工艺已在国内炼厂得到广泛应用，可以满足汽油精制的产品质量要求，采用液液法催化剂，其活性较低，由于溶解性强使催化剂活性组分容易流失，需要定期再生，再生时需要使用10NaOH水溶液溶解催化剂，有少量碱渣排放。无碱脱硫醇（）工艺，采用的催化剂在正常生产中不需再生，降低了劳动强度。两种工艺的技术经济比较见下表两种工艺的技术经济比较表项 目无碱脱硫醇（）101、无碱脱硫醇（）工艺流程简单简单操作复杂程度较复杂简单催化剂寿命68个月23年活化剂活性较高活性高催化剂再生方式随时现场再生定期更换废碱排放量微量无对大分子硫醇脱除率较高高适应原料性能好好工业装置套数4030专有技术费无无工程投资相当相当考虑到本项目催化汽油的硫醇含量较高，因此为满足产品质量的要求，降低生产劳动强度，汽油脱硫醇推荐采用无碱脱硫醇（II）工艺。根据研究单位提供的设计基础资料，脱硫醇的反应空速取11.2h-1左右，以确保汽油产品质量的合格。(2) 干气及液化石油气脱硫部分随着国内含硫原油加工量的增加，加工深度的增大，炼油厂催化裂化装置生产的干气及液化石油气的流量和硫含量也随之增大。含102、干气及硫液化石油气如果不进行脱硫，将对下游加工、环境保护和设备腐蚀等方面造成非常不利的影响。由于干气及液化石油气中含硫的不同和脱后含硫量要求不同，各炼厂所采用的流程也不尽一致，当炼厂含硫量低时，采用简单的碱洗是十分有效和经济的，然而随着硫含量增高，碱的供应和处理费用就会使得这种方法变得不可行。因此，绝大部分炼厂采用胺法脱硫工艺。目前国内炼厂气脱硫所用的脱硫溶剂主要是醇胺类。醇胺是一种弱的有机碱，在2050时，能够吸收气体中的硫化氢和二氧化碳，当温度升高到105或更高时，则分解逸出硫化氢和二氧化碳，使胺液得到再生。国内常用的脱硫溶剂有单乙醇胺（MEA）、二乙醇胺（DEA）、二乙丙醇胺（DIPA）103、N甲基二乙醇胺（MDEA）。其主要物理性质见下表。 脱硫溶剂主要物理性质 项 目一乙醇胺二乙醇胺二乙丙醇胺N甲基二乙醇胺代号MEADEADIPAMDEA密度（20）1.01791.0920.9891.0331.055凝点 10.52842-45粘度20 mm.s-124.1196.40.19890115沸点 171271248.7247.2熔点 10.5283942-45蒸汽压20 mmHg0.360.010.010.01起泡性易起泡易起泡易起泡起泡不明显安定性易降解不易降解不易降解较稳定水中溶解度20wt%全溶96.487全溶外观无色液体无色液体粘稠固体无色液体分子式NHC2H4OHNH(104、C2H4OH)2NH(C3H6OH)2CH2N(C2H4OH)2分子量61.1105.2133.19119.17与H2S反应热kJ/kg1905.011951924.61054.9与CO2反应热kJ/kg1917.615101937.21452.9N甲基二乙醇胺（MDEA）是一种叔胺，虽然碱性较弱，但在硫化氢和二氧化碳共存时，对硫化氢具有良好的选择性，对有机硫和氧气都不敏感，对提高酸性气中硫化氢的浓度、提高硫磺回收率十分有利。选择性脱硫剂MDEA的特点是酸性气负荷、使用浓度均较其他脱硫剂高，可显著降低溶剂循环量，与硫化氢和二氧化碳的反应热最小，易再生，使装置的水、电、蒸气消耗显著降低。随着人们105、对各种脱硫剂认识的逐渐加深和实际生产经验的积累，以及环保、节能和降低工程投资要求的日益提高，脱硫剂使用的广泛程度由最初的MEA经历了以下发展历程：MEADEADIPAMDEA复合MDEA（以MDEA为主体）溶剂。因复合型MDEA溶剂具有净化炼厂气H2S脱除率高、选择性好、性质稳定、不易降解、不易发泡、酸性气负荷高、能耗低、使用方便、对设备腐蚀性小、适用范围广等特点，得到了广泛的使用。复合型甲基二乙醇胺(MDEA)溶剂与传统的其他醇胺脱硫剂（MEA、DEA、DIPA）相比主要有以下特点： 对HS有较高的选择吸收性能，溶剂再生后酸性气中硫化氢浓度最高，改善了硫磺回收装置原料气质量。溶剂损失量小。其106、蒸汽压在几种醇胺中最低，而且化学性质稳定，溶剂降解物少。碱性在几种醇胺中最低，腐蚀性最轻。装置能耗低。与H2S、CO2的反应热最小，同时最高使用浓度可达4050%，溶剂循环量降低，使再生蒸汽消耗量大大降低。因其对H2S选择性好，溶剂循环量降低且使用浓度高，故降低了设备体积，节省了投资。该产品生产工艺成熟，操作简便，安全可靠，产品质量稳定，并经国内炼厂十多年的工业应用，效果良好，取得了较好的经济效益和社会效益。综合以上分析，干气及液化石油气脱硫采用胺法脱硫工艺，脱硫溶剂推荐采用国内开发的复合型甲基二乙醇胺(MDEA)溶剂，为稳定脱硫和再生系统的操作，降低胺耗，溶剂浓度按30%设计。(3) 液化石107、油气脱硫醇部分目前，国内炼厂液化石油气脱硫醇大多采用催化剂碱液抽提催化氧化脱硫醇工艺，该工艺是利用催化剂碱液与液化石油气中的硫醇发生反应，产生的硫醇钠溶于催化剂碱液中，催化剂碱液经空气再生、除去生成的二硫化物后循环使用。本可研液化石油气脱硫醇，推荐采用常规催化剂碱液抽提催化氧化脱硫醇工艺。工艺流程及技术特点(1)汽油脱硫醇部分工艺流程简述自催化裂化来的汽油经预碱洗脱除硫化氢后，汽油经静态混合器与活化剂、非净化空气混合后进入固定床反应器，反应器内装有预制脱硫醇催化剂，进料时，汽油中的硫醇在助剂及催化剂的作用下进行氧化反应，生成二硫化物，以达到脱硫醇的目的。脱除硫醇后的汽油在沉降罐分离出夹带的尾气108、，经过汽油成品泵升压后，在砂滤塔中进一步分离碱雾、水份后，送至罐区，分离出的尾气与液化石油气脱硫醇部分的尾气合并，经尾气分液罐分液后，送至催化裂化装置烟道排放。技术特点采用预碱洗脱硫化氢及固定床无碱脱硫醇II型工艺，具有硫醇脱除率高，工艺流程简单，投资节省，碱渣排放量小等特点。主要操作条件：l 汽油预碱洗沉降罐：温度 40； 压力 0.5Mpal 固定床反应器：温度 40； 压力 0.35Mpal 汽油沉降罐：温度 40； 压力 0.3Mpa(2) 干气、液化石油气脱硫部分工艺流程简述自催化裂化装置来的液化石油气，经液化石油气缓冲罐，由泵送至液化石油气脱硫抽提塔，用浓度为30%的复合型甲基二乙109、醇胺溶液进行抽提，脱除硫化氢后的液化石油气送至液化石油气脱硫醇部分。自催化裂化装置来的干气，经干气冷却器冷却、干气分液罐分液后，进入干气脱硫塔，与浓度为30%的复合型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回收器分液后，送至工厂燃料气管网。液化石油气脱硫抽提塔及干气脱硫塔的塔底富液合并后，进入富液过滤器过滤杂质，经贫富液换热器与贫液换热至98，再经富液闪蒸罐，闪蒸出大部分溶解烃后，进入再生塔，塔底由重沸器供热，塔顶经冷凝分液后，酸性气送至装置外，冷凝液经泵返塔作为回流。塔底贫液经换热、冷却至40后，由溶剂循环泵送至液化石油气脱硫抽提塔及干气脱硫塔110、循环使用。为了减少溶剂损失，设计中采用以下措施：l 再生塔底重沸器热源由1.0MPa(250)蒸汽减温减压至0.3 MPa(143)的饱和蒸汽提供，以防止由于重沸器管束壁温过高，造成溶剂的热降解。l 溶剂配制及溶剂系统补水均采用凝结水，溶剂缓冲罐设有氮气保护系统，避免溶剂氧化变质。l 溶剂循环泵出口设置贫液在线过滤器装置，使20%的溶剂过滤后返回泵入口，以除去溶剂中的降解物质，避免溶剂发泡。l 富液全过滤，设置机械过滤器，过滤精度为50。这样可以避免因富液中含有的大量杂质，而在解吸塔内高温下引起溶剂的热降解和吸收塔内的发泡。尤其在开工初期管线和设备中的灰渣等杂质和开工末期大量的腐蚀产物、硫化铁111、热降解盐等带入系统，从而引起发泡。l 为充分回收净化干气及液化石油气所携带的胺液，降低装置胺耗，在干气脱硫塔顶及液化石油气脱硫抽提塔顶设置高效胺液回收器，回收的胺液排入富液系统。该部分还设有溶剂配制、阻泡剂加入设施。 技术特点:采用复合甲基二乙醇胺（MDEA）溶剂脱硫技术，该溶剂具有选择性好、酸性气负荷高、溶剂降解物少，腐蚀轻等特点，减少了操作费用，降低了溶剂消耗。主要操作条件：l 液化石油气脱硫抽提塔：温度 40； 压力 1.6Mpal 再生塔：温度 塔顶110， 塔底 125； 压力 0.1Mpal 富液闪蒸罐：温度 98； 压力 0.25Mpa(3) 液化石油气脱硫醇部分工艺流程简述液112、化石油气自干气及液化石油气脱硫部分来，经液化石油气碱液混合器与10%碱液混合后，进入液化石油气预碱洗沉降罐，经沉降分离后，碱液循环使用，新鲜碱液由催化剂碱液循环泵间断补充，碱渣自压至碱渣罐，液化石油气至液化石油气脱硫醇抽提塔，用溶解有磺化酞菁钴催化剂的碱液进行液液抽提，脱硫醇后的液化石油气再用除盐水水洗以除去微量碱，最后经液化石油气砂滤塔进一步分离碱雾、水分，再经液化石油气吸附罐吸附后送至气体分馏装置或罐区。抽提塔底的催化剂碱液用热水加热至60，进入氧化塔，用非净化空气再生，经二硫化物分离罐分离并冷却后，催化剂碱液经催化剂碱液循环泵循环使用；硫醇氧化所生成的二硫化物间断压入碱渣罐，分离出的尾气113、送至汽油脱硫醇部分的尾气分液罐。技术特点采用预碱洗及脱硫醇抽提塔进行液液抽提工艺，催化剂碱液经氧化再生后循环使用，流程简单，碱渣排量小。主要操作条件：l 液化石油气脱硫醇抽提塔：温度 40； 压力 1.5Mpal 氧化塔：温度 60； 压力 0.4Mpal 二硫化物分离罐：温度 60； 压力 0.25Mpa物料平衡(1) 汽油脱硫醇部分汽油脱硫醇部分物料平衡项 目Kg/ht/a入方1. 汽油42500340000 其中： 硫化氢2.12517硫 醇7.6561.22. 碱 液42.5340合 计42542.5340340出 方1. 精制汽油42497.875339983 其中： 硫 醇0.43114、.2二硫化物7.25582. 碱 渣44.625357合 计42542.5340340注：加入的空气及活化剂、排放的尾气，由于量少均未计入物料平衡中。(2) 干气及液化石油气脱硫部分干气、液化石油气脱硫部分物料平衡 项 目kg/ht/a入方1. 催化干气 其中：硫化氢 二氧化碳3500192.5192.528000154015402. 催化液化石油气其中：硫化氢2150021517200017203. 补水21.5172合 计25021.5200172入方1. 净化干气其中：硫化氢 二氧化碳32430.08115.5259440.649242. 脱硫液化石油气其中：硫化氢21285.20.21115、70281.61.63. 酸性气其中：硫化氢 二氧化碳493.3192.42773946.41539.36616合 计25021.5200172(3) 液化石油气脱硫醇部分液化石油气脱硫醇部分物料平衡项 目kg/ht/a入方 1. 脱硫液化石油气 其中：硫化氢 硫 醇21285.20.221.5170281.61.6172 2. 10%碱液31.8254.4 合 计21317170536出方 1. 精制液化石油气 其中：硫 醇21263.70.2170109.61.6 2. 碱渣32256 3. 二硫化物21.3170.4合 计21317170536注：加入的空气、排放的尾气，由于量少均未计入116、物料平衡中。主要设备选择(1) 反应器类 反 应 器 设 备序号设备名称规 格介质名称操 作 条 件数量备 注温度压力 Mpa(G)1汽油脱硫醇部分1.1固定床反应器30002034016汽油，10碱液400.752(2) 塔类塔 设 备序号设备名称规 格介质名称操 作 条 件数量备 注温度压力 MPa(G) 1汽油脱硫醇部分1.1汽油砂滤塔2400112088汽油，10碱液401.012干气及液化石油气脱硫部分2.1干气脱硫塔200022850316干气，MDEA溶液401.212.2液化石油气脱硫抽提塔2800/22002862520液化石油气，MDEA溶液401.812.3再生塔2400117、3285112酸性气、水MDEA溶液1250.213液化石油气脱硫醇部分3.1液化石油气脱硫醇抽提塔2800/22002420024液化石油气，催化剂碱液401.613.2液化石油气砂滤塔2600750022液化石油气401.613.3氧化塔20001350012催化剂碱液，空气600.61(3) 容器类容 器 设 备 序号设备名称规 格介质名称操 作 条 件数量备 注温度压力MPa（G）1汽油脱硫醇部分1.1预碱洗沉降罐3600991618汽油，10碱液400.7511.2汽油沉降罐3400981618汽油，10碱液400.611.3稀碱液罐280065801010碱液40常压11.4碱液罐118、280065801030碱液40常压11.5催化剂碱液罐2800758010催化剂碱液40常压21.6碱渣罐2800658010碱渣40常压11.7防胶剂溶解罐140037628防胶剂，汽油600.411.8防胶剂罐1600128838防胶剂，汽油400.411.9活化剂罐1600128838活化剂，汽油400.411.10汽油放空罐200047276液化石油气40常压11.11尾气分液罐120059838催化剂碱液，空气600.111.12排污罐600223162立式2干气及液化石油气脱硫部分2.1液化石油气缓冲罐2800731216液化石油气401.212.2液化石油气胺液回收器12007119、518 GTA81.6CS液化石油气，胺液401.812.3干气分液罐3000751618干气401.212.4干气胺液回收器10004370LTA82.5CS干气，胺液401.212.5富液闪蒸罐2600700710富液，烃980.412.6溶剂缓冲罐660076506MDEA溶液4050200mmH2O12.7地下溶剂罐140037668催化剂碱液，空气60常压12.8酸性气分液罐1800680010酸性气，水400.212.9蒸汽减温器QD/HT1.0-20/250蒸汽，除氧水2501.012.10凝结水罐120026018凝结水1431.012.11阻泡剂罐2738169阻泡剂，水40120、0.812.12氮气水封罐50022605氮气，水4050200mmH2O12.13排气筒12.14凝结水罐13液化石油气脱硫醇部分3.1液化石油气碱洗沉降罐2800732824液化石油气，碱液401.613.2水洗碱沉降罐2800732824液化石油气，401.613.3液化石油气脱硫吸附罐22002824318（切）液化石油气401.613.4二硫化物分离罐2200920014催化剂碱液，空气，二硫化物600.613.5气液分离罐100070338碱液，烃400.113.6酸性水分液罐酸性水1(4) 冷却换热设备冷却换热设备序号设备名称规 格介质名称操 作 条 件数备 注温度压力 MPa(121、G)量1干气及液化石油气脱硫部分1.1干气冷却器LBJ700-2.5-110-6/25-4管程循环水30381.02重叠壳程干气45380.41.2贫富液换热器BES1000-2.5-275-6/25-2I管程富液40980.94串联重叠壳程贫液12567.80.21.3贫液冷却器BES1200-2.5-400-6/25-2I管程循环水30400.42重叠壳程贫液67.8400.21.4再生塔顶冷凝器BJS1500-2.5-635-6/25-2管程循环水30400.42重叠壳程酸性气110400.21.5重沸器BJS1700-2.5-1035-6/19-4管程蒸汽1430.31壳程半贫液125122、0.42液化石油气脱硫醇部分2.1碱液加热器BES500-2.5-55-6/25-2I管程催化剂碱液40600.41壳程热水95700.72.2碱液冷却器BES500-2.5-55-6/25-2I管程循环水30400.42壳程催化剂碱液60400.4过滤器、混合器设 备 名 称 规格或型号台数碱液过滤器20m，21.69t/h，2.3MPa，3041汽油碱液混合器40/581汽油空气混合器SV5/2002.51000BB1液化石油气碱液混合器34/441液化石油气碱液混合器34/441(5)机泵类 机 泵 设 备序号机 泵 名 程型号介质名称流量m3/h扬程m数量轴功率kw电机功率kw备注1汽123、油脱硫醇部分1.1汽油成品泵DZA8050250A汽油5983216.9301.2碱液泵MJ65-40-315-305碱液4083217.2301.3防胶剂配制泵MYB50-40-305,轴长1406mm防胶剂，汽油14.44014.07.51.4防胶剂泵JG-XM25/1.3防胶剂，汽油0.0320.30.371.5活化剂泵JG-XM25/1.3活化剂0.0310.30.371.6活化剂进料泵E1SA5T559气动隔膜泵活化剂7.911.72干气及液化石油气脱硫部分2.1液化石油气进料泵MZA50-400C液化石油气54.8185230.5552.2溶剂循环泵150AY1502CMDEA溶液124、852122751102.3再生塔顶回流泵50AY60A酸性水3.65321.795.52.4溶剂加入泵E1SA5T559MDEA7.912.5溶剂泵MB40Y40305轴长L1406MDEA溶液7.24012.35.52.6凝结水泵SCAP65402085，3N62A凝结水88027.2153液化石油气脱硫醇部分3.1催化剂碱液循环泵50DAY355催化剂碱液13.05182215.82223.2除盐水泵40DAY354除盐水12.5152212.015 消耗指标(1) 公用工程消耗公用工程消耗汇总表序号项目单位消耗量备 注 1循环冷水t/h186连续 2新鲜水t/h0.2/35正常/间断最125、大量 3除盐水t/h12.5间断4除氧水t/h0.2/10正常/间断最大量 5电（380V）kw183.3/296.2轴功率/电机功率 61.0MPa蒸汽t/h3.5连续 7凝结水t/h-3.7连续，外输 8非净化压缩空气m3n/h105连续 9净化压缩空气m3n/h150连续 100.6MPa氮气m3n/h15连续111.6MPa氮气m3n/h200间断最大量(2) 催化剂及化学药剂催化剂及化学药剂消耗汇总表序号名 称单 位年耗量一次装入量 备 注1碱液（30%）t216302磺化酞菁钴t0.10.033汽油脱硫醇催化剂t70.74活化剂t105脱硫剂t3055二 80104t/a蜡油加氢精126、制装置1.工艺技术方案 采用有成功工业应用经验的加氢精制催化剂和保护剂，技术先进可靠。以焦化蜡油和直馏蜡油为原料，在较高的反应温度、较低的空速和较高的氢油比下，与催化剂进行加氢精制反应，生产优良的催化原料（精制蜡油）及部分石脑油和柴油。反应部分采用国内外成熟的炉前混氢流程。脱丁烷塔、分馏塔采用蒸汽直接汽提，柴油汽提塔采用重沸器汽提。设置循环氢脱硫系统。加热炉设置烟气余热回收系统，回收烟气余热。催化剂再生采用器外再生方案。催化剂预硫化采用湿法硫化。2.工艺技术及特点反应部分的换热流程特点本装置高压换热流程采用汽液两相流混合换热流程。它具有传热系数高、换热器不易结焦、节省换热面积等优点。反应产物的127、分离流程采用热高分流程,它具有如下特点：换热量大大减少，减少高压换热面积；空冷负荷减少，空冷面积大大减少；生成油分馏的换热负荷降低，减少投资；可以防止稠环芳烃的积聚，堵塞高压空冷；可以避免冷高分的油水乳化现象发生，尤其是在开停工期间，同时也可以缩短开工周期；降低装置的能耗。设置循环氢脱硫设施由于本装置原料油硫含量高，循环氢中的硫化氢浓度较高，本设计采用循环氢脱硫设施，以减少设备的腐蚀、提高循环氢的氢纯度。 分馏部分的工艺技术特点:为提高分馏塔的柴油拔出率和操作的灵活性，分馏部分设进料加热炉。为降低分馏塔顶空冷器的热负荷、充分回收分馏塔的热量，分馏塔设置中段回流。3需冷却的物料及产品尽量选用空冷128、器，以节省用水。其它多项新技术装置设计采用多项新技术、新设备、新材料等，以提高装置总体技术水平。 反应进料加热炉和分馏塔进料加热炉采用炉体“二合一”的设计方案，即两台加热炉布置在一起，共用一个对流段，炉体设备布置紧凑合理。采用原料油自动反冲洗过滤器，防止原料中固体杂质携带入反应器床层，过早造成压降。采用循环氢凝聚分液器，可在保证循环氢分液效果的同时，降低设备投资。3. 原料及产品性质(1) 原料性质加氢装置原料性质 减压蜡油焦化蜡油混合原料加工量，万吨/年404080比重（15.6/15.6），g/cm30.94650.92260.9336总硫，wt-%2.052.332.2总氮，wt-ppm129、450075006000碱氮，wt-ppm4501500950残炭，wt-%0.550.350.5镍，wt-ppm1.420.040.29钒，wt-ppm2.30.120.81闪点（开口），223185185折射指数-苯胺点，-凝固点，402836运动粘度，mm2/s 501223465运动粘度，mm2/s 1002159.5馏分，0%3032802905%36133834910%37036136530%42240941650%47342245370%50344547990%55047451295%575495535100%/(2) 产品性质加氢装置气体产品的性质组分循环氢脱丁烷塔顶气低分气初130、期末期初期末期初期末期氢气，v.%90.184.828.120.771.962.9甲烷6.08.89.410.69.813.4乙烷2.13.810.314.65.39.0丙烷0.91.510.615.02.94.7异丁烷0.20.45.89.60.71.4MDEA85ppm96ppm4ppm3ppm19ppm19ppm异戊烷/正戊烷/C5以上组分0.50.511.010.01.31.3NH3198ppm240ppm8.56.52.31.9H2S826ppm1000ppm15.412.15.24.8H2O0.10.10.90.90.60.6平均分子量4. 295.53427.530.89.612131、.1流量，Kmol/h3194323617.021.531.937.3kg/h468.4663.6306.8450.7加氢装置液体产品主要性质项目方法粗石脑油柴油蜡油初期末期初期末期初期末期实沸点切割范围，ASTM D2892360比重（15.6/15.6），g/cm3ASTM D12980.7330.7350.8670.8700.8890.893总硫，ppmASTM D12663030100100640655硫醇硫，ppm55/总氮，wt-ppm1155720700倾点，ASTM D97/3333浊点ASTM D2500/-5-53737苯胺点，ASTM D611/46.546.095.59132、5.0辛烷值，RON/MON68/6669/67/折射指数,20时ASTM D12181.4131.4161.4891.4921.5031.507康氏残炭，wt-%ASTM D189/0.50.5镍，wt-ppm0.10.10.10.10.10.1钒，wt-ppm0.10.10.10.10.20.2 闪点，ASTM D93/7272/粘度，mm2/s 50ASTM D445/8.5 208.5 2067.567.5粘度，mm2/s 100ASTM D4459.89.8烷烃，LV-%ASTM D131930.131.425.023.422.520.3环烷烃ASTM D131943.539.929133、.528.643.541.4芳烃ASTM D131926.428.745.548.034.038.3多环芳烃0013.814.522.026.0馏分，ASTM D1160ASTM D1160初馏点 333117217136035710%696723022738838530%959428528342041850%11211131831645245070%12812734134050049890%140140352351547545终馏点163163360360600600十六烷值ASTM D613/4846/水&沉积物,v-%ASTM D17960.010.010.010.010.019699.134、92流程情况较复杂较简单3原料耗量1.04燃料耗量1.00.45综合能耗1.00.856工程投资1.07供氢压力，M Pa(G)1.3 从上表中可以看出，化学净化法流程具有原料消耗低、工程投资低的特点，但工艺流程复杂、能耗较高、生产的工业氢纯度低；PSA净化流程，尽管其原料消耗高、投资稍高，但其能耗低、工艺流程简单、开停工方便、工业氢纯度高、供氢压力高。尤其是由于随着PSA技术的进步（多床多次均压，吸附剂性能的改进等），使氢气的回收率高达90-92%，加之近几年PSA技术的国产化，极大地降低了PSA的投资，从而有效地降低了该工艺的氢气生产成本，使该技术在新建制氢装置中占主导地位。两种净化方法的135、选择主要取决于原料和燃料价格及技术经济比较结果。即流程选择依据主要取决于原料和燃料的差价。差价越大、采用化学净化法工艺技术越经济。差价越小，采用PSA净化工艺技术越经济。由于本装置的原料气的价格和燃料气的价格一样，因此采用PSA工艺的氢气成本要比采用化学吸收法工艺的氢气成本低。同时，采用PSA净化法制氢工艺还具有流程简单，便于生产管理，生产的氢气纯度高、供氢压力高，有利于减少加氢装置的投资和消耗。所以，本方案推荐采用PSA净化法。2. 工艺流程(1)进料系统由装置外来的焦化脱硫干气进入原料气缓冲罐，经过原料气压缩机压缩后进入原料气转化部分。(2)转化部分原料气按水碳比3.5与水蒸汽混合，再经转136、化炉对流段预热至500，进入转化炉辐射段。在催化剂的作用下，发生复杂的水蒸汽转化反应，从而生产出氢气、甲烷、一氧化碳、二氧化碳和水的平衡混合物。主要反应有: CnHm+nH2O =nCO+(n+m/2)H2 CO+3H2=CH4+H2O Ho298 =-206kJ/mol CO+H2O=CO2+H2 Ho298 =-41kJ/mol 以甲烷为主的气态烃，蒸汽转化过程较为简单，主要发生上述反应，最终产品气组成由反应平衡决定。而轻石脑油，由于其组成较为复杂，有烷烃、环烷烃、芳烃等，因此，除上述反应外，在不同的催化床层，还发生高级烃的热裂解、催化裂解、脱氢、加氢、积炭、氧化、变换、甲烷化等反应，最终137、产品气组成仍由反应平衡决定。烃类水蒸汽转化反应是体积增大的强吸热反应，低压、高温、高水碳比有利于上述反应的进行。反应过程所需热量由转化炉顶部的气体燃料烧嘴提供，出转化炉820高温转化气经转化气蒸汽发生器换热后，温度降至360，进入中温变换部分。(3)变换部分由转化部分来的约360的转化气进入中温变换反应器，在催化剂的作用下发生变换反应： CO+H2O=CO2+H2 Ho298 =-41.4KJ/mol将变换气中CO含量降至3左右，同时继续生产氢气。中变气经过锅炉给水换热器、脱盐水预热器进行热交换回收部分余热后，再经中变汽水冷却器冷却至40，经分水后进入PSA部分。(4)热回收及产汽系统来自装置138、外的脱盐水经脱盐水预热器预热后与来自酸性水汽提塔的净化水混合后进入除氧器。除氧器所需的蒸汽由装置自产水蒸汽提供。除氧水经中压锅炉给水泵升压后经过锅炉给水预热器预热后进入汽包。锅炉水通过自然循环的方式分别经过转化炉产汽段、转化气蒸汽发生器产生蒸汽。所产生的蒸汽一部分作为工艺蒸汽使用；多余部分减压至1.0MPa作为除氧器除氧用外，其余并入系统。(5) PSA单元PSA部分采用8-2-4 PSA工艺流程，即：单元的8个吸附塔中有2个吸附塔始终处于同时进料吸附的状态。其吸附和再生工艺过程由吸附、连续四次均压降压、顺放、冲洗、连续四次均压升压和产品气升压等步骤组成。具体过程简述如下：A、 吸附过程压力为139、2.5MPa(G)左右，温度40的变换气自脱碳工序来，自塔底进入正处于吸附状态的吸附塔（同时有2个吸附塔处于吸附状态）内。在多种吸附剂的依次选择吸附下，其中的H2O、CO2、CH4、CO和N2等杂质被吸附下来，未被吸附的氢气作为产品从塔顶流出，经压力调节系统稳压后送出界区去后工段。其中H2纯度大于99.9%，压力大于2.4MPa。当被吸附杂质的传质区前沿(称为吸附前沿)到达床层出口预留段时，关掉该吸附塔的原料气进料阀和产品气出口阀，停止吸附。吸附床开始转入再生过程。B、 均压降压过程这是在吸附过程结束后，顺着吸附方向将塔内的较高压力的氢气放入其它已完成再生的较低压力吸附塔的过程，该过程不仅是降140、压过程，更是回收床层死空间氢气的过程，本流程共包括了四次连续的均压降压过程，因而可保证氢气的充分回收。C、 顺放过程这是在均压结束后，首先顺着吸附方向将吸附塔顶部的氢气快速回收进顺放气缓冲罐的过程，这部分氢气将用作吸附剂的再生气源。D、 逆放过程在顺放过程结束后，吸附前沿已达到床层出口。这时，逆着吸附方向将吸附塔压力降至0.03Mpa左右，此时被吸附的杂质开始从吸附剂中大量解吸出来，逆放解吸气进逆放解吸气缓冲罐。E、 冲洗过程在逆放过程全部结束后，为使吸附剂得到彻底的再生，用顺放气缓冲罐中的氢气逆着吸附方向对吸附床层进行冲洗，进一步降低杂质组分的分压，使吸附剂得以彻底再生，该过程应尽量缓慢匀速141、以保证再生的效果，冲洗解吸气进入解吸气混合罐与逆放解吸气充分混合后出PSA工序，去转化炉作燃料。F、 均压升压过程在冲洗再生过程完成后，用来自其它吸附塔的较高压力氢气依次对该吸附塔进行升压，这一过程与均压降压过程相对应，不仅是升压过程，而且更是回收其它塔的床层死空间氢气的过程，本流程共包括了连续四次均压升压过程。G、 产品气升压过程在四次均压升压过程完成后，为了使吸附塔平稳地切换至下一次吸附并保证产品纯度在这一过程中不发生波动，需要通过升压调节阀缓慢而平稳地用产品氢气将吸附塔内压力升至吸附压力。经这一过程后吸附塔便完成了一个完整的“吸附-再生”循环，又为下一次吸附做好了准备。八个吸附塔交替进行142、以上的吸附、再生操作(始终有2个吸附塔处于吸附状态)即可实现气体的连续分离与提纯。3. 物料平衡制氢物料平衡表进 料(万吨/年)产 出(万吨/年)备注焦化干气3.6氢气1.2尾气2.4燃料气小计3.63.64. 制氢装置消耗序号名 称单 位数 量1循环水t/h2502除氧水t/h353电KW.h6504蒸汽3.5 MPat/h18(-31.1)5仪表风nm3/min56非净化风nm3/min57氮气nm3/min28燃料气t/h0.25. 主要设备(1) 转化炉1、炉型选择及特点转化炉为制氢装置的核心设备，转化炉结构形式主要有：顶烧炉、侧烧炉、阶梯炉和底烧炉等，但目前广泛应用的炉型只有顶烧和侧143、烧两种，其选择主要取决于下列因素： 转化炉大小 应用场合 燃料种类转化炉的尺寸是十分重要的。一般说来，较大的转化炉不宜采用侧烧炉，因其烧嘴过多而常常必需将辐射室分成两个（或更多）炉膛。顶烧炉因其烧嘴少，结构紧凑，则较适合于大型转化炉。在燃料种类的适应性方面，侧烧炉只局限于使用燃料气及汽化后的石脑油和液化石油气；而顶烧炉因其烧嘴型式众多，可以使用各种气体和液体燃料。根据上述分析，本报告通过对生产规模、燃料种类、催化剂性能要求、换热方案以及施工安装、检修、合金钢用量等多方面的综合比较，并考虑了节省投资、生产稳妥可靠等因素，选择炉型为：顶部烧嘴供热、对流段横卧于地的结构。、转化炉管的选择转化炉管在高144、温高压下工作，所以对材料要求比较苛刻。四川化机厂于1985年2月从美国阿贝克斯公司(国内引进的Kellogg型的转化炉管均用该公司技术生产）引进了制造离心浇铸管的设备和技术。目前，国内已有四川化机厂、兰州炼油厂机械厂、烟台玛努尔合金炉管厂等厂家能生产HP、HK系列的离心浇涛管，产品质量已达到国外同类产品指标，并已投入批量生产。国内几家化肥厂先后采用国产炉管在转化炉内试验，使用效果较好。在相同条件下，HP系列炉管和HK系列炉管相比，具有使用温度高，许用应力大的特点，因此，本设计推荐采用国产的HP系列炉管。(2)反应器反应器全部采用热壁结构，筒体采用低铬钼钢材质。(3)冷换设备转化气蒸汽发生器采用145、卧式烟道式结构，有利于降低设备造价，便于安装与检修。管程中心管出口处设调节机构，用以调节转化气出口温度、管程入口处采用冷壁结构，内衬耐高温衬里。由于操作条件较苛刻，并考虑酸性水对设备的腐蚀，型换热器壳体采用碳钢，换热管采用不锈钢管。(4)压缩机压缩机为原料气压缩机，两台，一开一备。(5)主要工艺设备主要工艺设备表设 备 名 称 规格或型号台数80万吨年重油催化项目氢提纯1套钴钼加氢反应器160010534281氧化锌脱硫反应器140013169302中温变换反应器240012418381酸性水汽提塔10001653161吸附塔1400x11198.5x20MIN8转化气蒸汽发生器1100140146、09782x26/30/561锅炉给水第一预热器1100x60001锅炉给水第二预热器700x30001除氧用蒸汽发生器700x4500除盐水预热器400x2500中变气水冷却器BFUD900-2.88/0.58-150-6/25-2 1压缩机气冷却器AES400-1.6-25-4.5/25-21开工气冷却器BES600-2.5-90-6/25-21事故气冷却器BES500-1.6-55-6/25-21石脑油循环冷却器AES325-2.5-5-3/25-21中变气空冷器GP63-4-85a2原料气分液罐800x3733x81石脑油罐1500x40001顺放气罐1400x11147x221解析气147、罐2000x22285x101解析气罐2000x22285x101中变气第一分水罐800x4702x12 1中变气第二分水罐 800x4702x121中变气第三分水罐 800x4702x121中变气第四分水罐1000x5102x141开工分离器800x20001中压汽水分离器 1500x9572x501除氧器及水箱30t/h,V=15m31定期排污扩容器1200x3056x61放空系统分液罐1000x3420x101溶解器1100x800x1451.51阻火器PN2.5 DN25 SFW-1阻火器PN2.5 DN25 SFW-2阻火器PN2.5 DN50 SFW-2阻火器PN2.5 DN300148、 SFW-2采样器MB-C1采样器MB-C1取样冷却器1燃料气混合器CSQH00-170,800x20001消音器SDS-6/3.91原料气压缩机2DW-21.5/5-37.52原料油泵P-2001/A.BDY16-60112中压锅炉给水泵P-2003/A.BDG25-50122贫液泵HCZ50-250B2再生塔顶回流泵HCZ25-200A2贫液增压泵HCZ50-200B2地下溶液泵40-FYB(中)-40(L=1395mm)1酸性水汽提塔底泵P-2002/A.BIHR50-32-250A2干式变压器SCB9-1600/62四 酸性水汽提装置1.工艺特点和方案采用单塔加压侧线抽出汽提工艺。不仅149、净化了酸性水，同时侧线抽出的富氨气经冷凝、压缩后以液氨出装置；塔顶酸性气专线送至硫磺回收装置。 2. 流程简述装置外来的酸性水，进入原料水脱气罐，脱出的轻油气送至火炬系统。脱气后的酸性水进入原料水罐沉降脱油后进入原料水罐。自原料水罐脱出的轻污油自流至地下污油罐，经地下污油泵间断送出装置。除油后的酸性水经原料水泵加压后分为两路：其中一路经冷进料冷却器冷却后进入主汽提塔顶，另一路经原料水净化水一级冷凝冷却器和原料水净化水换热器，分别与侧线气、净化水换热至150后，进入主汽提塔 的第1层塔盘。塔底用1.0MPa蒸汽加热汽提。侧线气由主汽提塔 第17层塔盘抽出，经过三级冷凝冷却（第一级为与原料水换热冷150、却、第二级为循环水冷却、第三级为循环水冷却）和三级分凝后，得到浓度高于97%(V)的粗氨气，经一、二级分凝液经冷却后，再经过压缩机压缩后以液氨出装置。汽提塔底净化水与原料水换热后，再经过净化水冷却器冷却，排至排水管网；汽提塔顶酸性气经冷却、分液后专线送至硫磺回收装置。原料水罐顶部设置氮封系统，抑制有害气体对环境的污染。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。3.物料平衡 进料（万吨）产出（万吨）工厂酸性水64处理酸性水71.762蒸汽12酸性气4液氨0.238小计76764. 消耗序号名称单位数量1循环水t/h4002电KW.h7503蒸汽 1.0 MP151、at/h204仪表风Nm3/min35非净化风Nm3/min35. 主要设备设备名称规格型号数量 汽提塔600/1400/1600x359001 冷进料冷却器BES600-2.5-40-3/25-4II(B=150)1原料水/净化水换热器BES600-2.5-110-6/19-4II(B=150)2原料水/净化水换热器BES600-2.5-110-6/19-4II(B=150)2原料水/净化水换热器BES600-2.5-110-6/19-4II(B=150)2一级冷凝器BES700-2.5-155-6/19-4(B=450)1二级冷凝器AES400-2.5-15-3/25-2(B=450)1三152、级冷凝器AES400-2.5-15-3/25-2(B=450)1净化水冷却器BES700-1.6-120-6/25-4I(B=450)1一、二级分凝液冷却器BES600-2.5-40-3/25-4II(B=150)1氨水冷却器BES500-2.5-55-6/25-2II(B=450)1原料水脱气罐1800x6008x141硫化氢气液分离罐800x2500x8 1原料水泵80AY100x2B2污油泵65FYH-251五 硫磺回收装置1. 方案选择建议采用部分燃烧法，外掺合两级转化的常规克劳斯制硫工艺，尾气处理采用还原-吸收工艺。该工艺技术特点是： 采用部分燃烧法、外掺合两级转化Claus制硫工艺153、。 尾气处理采用还原吸收工艺。总硫回收率可达99.8%以上。 尾气采用热焚烧后经60米烟囱排空，排空烟气中SO2量及浓度满足国家大气污染物综合排放标准（GB16297-1996）的要求。 液硫脱气采用循环和注氨结合的方式，将液硫中的H2S降到最低，减轻操作环境的污染。 尾气处理不设单独的再生系统，吸收溶剂送入溶剂再生装置，降低投资和消耗。2. 工艺流程简述(1) 制硫部分自酸性水汽提及溶剂再生装置来的酸性气经酸性气分液罐分液后进入酸性气焚烧炉。酸性气分液罐排出的酸性液，自流至酸性液压送罐，经酸性水泵送到装置外（酸性水汽提装置）处理。在炉内，根据制硫反应需氧量，通过比值调节严格控制进炉空气量，使154、进炉酸性气中的H2S约有65直接生成元素硫，过程气经制硫余热锅炉发生1.2MPa（g）蒸汽回收余热，再经一级冷凝器发生0.4MPa低压蒸汽，同时将过程气中的元素硫冷凝为液态并分出进入液硫池。根据反应温度要求，一级冷凝器后的过程气与制硫燃烧炉后的高温气流通过高温掺合阀，按要求混合后进入一级转化器，在催化剂的作用下，过程气中的H2S和SO2进一步转化为元素硫，自一级出来的高温过程气进入过程气换热器，与自二级出来的过程气换热后，再进入二级冷凝器，过程气经二级冷凝器发生0.4MPa蒸汽并使元素硫凝为液态，液硫捕集分离后进入液硫池；由二级冷凝器出来的过程气再经过程气换热器加热后进入二级转化器，使过程气中155、剩余的H2S和SO2进一步发生催化转化，二转出口过程气经三级冷凝器发生0.4MPa蒸汽并使元素硫凝为液态，液硫被捕集分离进入液硫池，尾气经尾气分液罐分液后进入尾气处理部分。液硫池的液硫，经脱气处理，液硫中的有毒气体被分出，送至尾气焚烧炉焚烧。脱气后的液硫用泵送至液硫成型。(2) 尾气处理部分以焦化干气作燃料，在还原炉的燃烧室内进行次化学当量燃烧，产生还原性气体（H2、CO），自制硫尾气分液罐出来的制硫尾气，与该还原气在混合室内混合，被加热到300左右进入加氢反应器，在加氢催化剂的作用下进行加氢水解反应，将SO2、SX、CS2、COS等还原为H2S。从尾气加氢反应器出来的气流经蒸汽发生器发生0.156、4MPa蒸汽回收热量后进入尾气急冷塔，与急冷水直接接触降温。塔底污水经急冷水冷却器冷却后重新打入塔内循环使用，因尾气温度降低而凝析下来的多余的急冷水送至酸性水汽提单元处理。为了防止设备腐蚀，需在急冷水中注入NH3，以调节其pH值。急冷降温后的尾气自塔顶出来进入尾气吸收塔，用上游再生系统送来的甲基二乙醇胺溶液吸收其中的H2S，尾气吸收塔顶出来的净化气进入尾气焚烧炉燃烧，在尾气焚烧炉内，净化气中残余的H2S被燃为SO2，烃类分解成CO2和H2O，高温烟气经蒸汽过热器和尾气加热器与制硫尾气换热回收余热，再与掺入的冷空气混合降温后由烟囱排放。尾气吸收塔使用后的富液用富液泵送返上游溶剂再生设施进行溶剂再157、生。3.物料平衡进 料(万吨/年)产 出(万吨/年)酸性气3.84硫磺3.0尾气0.84小计3.843.844. 工艺消耗工艺消耗指标序号名称单位数量1新鲜水t/h42循环水t/h8003除氧水t/h74电KW.h12005蒸汽 1.0 MPat/h106仪表风Nm3/min37非净化风Nm3/min38氮气Nm3/min19燃料气t/h0.35. 主要工艺设备名称型号及规格数量（台）一、塔 类尾气急冷塔1200/1000260001尾气吸收塔1 二、炉类制硫燃烧炉2300X57001加氢还原炉1200X30001尾气焚烧炉1800X48001 三、反 应 器类一、二转化器2600X80001158、加氢反应器1 四、容器类燃料气缓冲罐20R1净化风罐Q235B1硫封罐20R3硫封罐20R2尾气分液罐1五、冷换类余热锅炉1200 X 45001蒸汽发生器1000/1700x50001蒸汽过热器4100 X 2500X35001一级冷凝冷却器1过程气换热器20R/201三级冷凝冷却器20R/201 六、机泵类成型机冷却水泵IS80-50-2002酸性水泵IH50-32-2502六、储运及公用工程1.主要设备容器类序号设备名称规格型号数量备注12000m3液化石油气球罐2000m3521000m3液化石油气球罐1000m3432000m3丙烯球罐2000m3141000m3丙烯球罐1000m3159、2510000 m3固定顶油罐10000 m3269500 m3内浮顶油罐9500 m3275000 m3内浮顶油罐5000 m3285000 m3固定顶油罐5000 m3292000 m3固定顶油罐2000 m34机泵类序号设备名称规格型号数量备注1丙烯装车泵80AY1002B22液化气装车泵80AY1002B23碳四装车泵80AY1002B24柴油调和泵150AYII7515消防水泵XBD10/200-SLOW200-660(I)B36循环水泵400SS70ATJ57蜡油加氢原料泵ZAKII80-315C28蜡油催化原料泵ZAKII80-315C29低硫渣油原料泵TLBAW-31.5/1.160、22其它类序号设备名称规格型号数量备注1150m3h脱盐水处理装置1套第三节 自动控制一.自控水平本装置工艺过程为连续生产，流体介质易燃易爆，部分介质具有腐蚀性，故对自控设备选型、防爆、防腐要求严格。为保证装置平稳操作，提高产品收率和质量，降低能耗，尽可能提高经济效益，本装置采用分散型控制系统（DCS）。通过DCS对工艺过程进行集中控制、监测、记录和报警。DCS显示全面、直观，控制可靠、灵活、稳定、操作方便、精确，并可为全厂实现计算机数据处理和生产管理创造条件。二.仪表选型原则本项目主要采用本安型仪表，部分采用隔爆仪表。变送器采用智能型。防爆区内设有可燃气体报警检测器。安全栅采用隔离式。进出装161、置主要介质的计量仪表采用质量流量计，空气、氮气等流量采用孔板和差压变送器计量，工艺过程的流量控制和计量采用孔板。 本项目仪表将选用质量好、技术先进、性能稳定、经济合理、有成熟使用经验和售后服务好的仪表厂家，以满足工艺过程对自动化仪表的要求。三.主要控制方案本项目大部分控制回路为单回路控制，部分采用串级控制，控制方案与一般炼油工艺装置相似，控制功能由DCS控制系统完成。主要控制方案如下：进料设有流量控制，反应器设有温度控制。塔及容器设有液位控制。蒸馏塔设有回流控制及压力控制。重沸器设有塔底温度与蒸汽流量串级控制。四.DCS配制本项目DCS控制、检测点数量：控制回路 290个检测回路 800个DI162、点 280个五.主控制室本项目催化装置、加制氢装置、污水汽提和硫磺装置各设一中央控制室，分别布置在各装置区内。六.仪表供电、供气供电：仪表用电为 220VAC50HZ、单相电源，由不间断电源 UPS供给；UPS容量为 30 kVA，其它非 UPS仪表 220VAC 50HZ，仪表用电为 3 kW。供气：进入装置的净化空气需经净化空气罐分水后供给各仪表用风点，进装仪表气源压力不小于0.6MPa（G）。本装置仪表最大耗气量为3000 m3h（标）。第四节 分析化验本项目不建新的中心化验室，所需全部分析化验任务均依托老厂现有设施完成。第五章 建设地区自然条件第一节 气温一.历年最热月平均温度31.2163、,最冷月平均温度3.3；二.夏季极端最高温度41，冬季极端最冷温度-22.3;四. 年平均气温12.5。第二节 降雨量一.年平均降雨量623.7mm,历年最大降雨量1100.7mm,日最大降雨量129.8mm,小时最大降雨量69.4mm,十分钟最大降雨量26.4mm;二.最大积雪深度240毫米,最大积雪期限38天,基本雪压196.2Pa;三.最大冻土深度-0.5m。第三节 风速及风压一.十分钟最大平均风速21.7m/s,西北瞬时最大风速41.1m/s,年平均风速4m/s;二. 基本风压值490Pa; 第四节 地震基本烈度本区域地震基本烈度7度。 第六章 总图、土建第一节 总图一.总平面布置原则164、1.严格遵循防火、防爆、安全、卫生等现行规范、规定。2.厂区总平面布置充分贯彻工厂模式改革精神，在流程顺畅、方便管理、保证安全、便于检修和符合规划的前提下，根据生产流程及各组成部分的生产特点和火灾危险性，结合周边情况、现状地形、地质、风向等条件，按功能分区，紧凑布局，将单元之性质相近，功能联系密切的单元集中联合布置，以减少工程占地、缩短管线、电缆的长度、降低能耗、减少定员。3.结合企业发展规划，合理预留工厂发展用地。 二.总平面布置 工厂总平面布置根据上述原则，结合厂址现状条件，厂内外关系。本项目平面布置情况如下,详见附图。1.装置区 催化、加制氢等装置布置在现有厂区的预留地上,条形布置在厂区165、东西方向,中央控制室及配电室布置在各装置区内。2.储罐区及装卸设施原料蜡油、成品柴油等罐区布置在厂区南面的预留地上。液化气、丙烯罐区布置在厂区西面的北侧,与火车、汽车装卸车区相邻。 汽车装车区，火车装卸区均在原有基础设施上进行扩建。火炬设施设在原有火炬系统上附近。3.辅助生产设施污水处理设施、软化水设施、循环水设施布局在厂区的北面。空压站、制氮设施在原设施的基础上扩建。三. 竖向布置1.竖向设计原则:与原有地面标高协调一致,并与原有内外部道路自然衔接;2. 工厂区内地面整体坡向东侧,雨水原则排向厂区北侧集水井,减少竖向工程量。四. 路面形式及结构1. 道路型式为城市型,路面为双坡,坡向路面两侧166、；2. 路结构为180mm厚C25混凝土面层，300mm厚3:7灰土垫层，素土夯实路基。五.运输本工程建成后，拟采用公路与铁路运输相结合的运输方式。其中原料油由火车及及汽车卸车进厂，柴油、汽油、液化气和精丙烯由公路及铁路运输出厂。第二节 建筑、结构部分一.工程地质拟建场地位于勃海弯,主地貌属滨平原,地势平坦,土层分布基本稳定、均匀。主要地层结构自上而下为:1.层:盐碱土,层厚0.61.0m;2.层:粉质粘土,可塑软塑状态, 层厚2.003.30m;3.层:淤泥质粉质粘土,层厚0.21.5m;4.层:淤泥质粉质粘土,软塑,局部可塑,层厚1.23.00m;5.层:粉土,粉质粘土, ,粉质湿饱和,软167、塑,层厚5.008.20m;6.层:细粉沙, 饱和,中密密实状态。其中：（2）层fx120kPa：（6）层桩端土承载力标准值qp=1200kpa。二.建（构）筑物的抗震设防本项目装置内建（构）筑物设防按照建、构筑物抗震设计规范和石油化工企业建筑抗震设防等级分类标准、石油化工企业构筑物抗震设防分类标准执行。装置内建(构)筑物设防等级分别为乙、丙、丁级，地震作用及抗震措施均按7度设防考虑.抗震构造措施按照相关规定执行。二.建筑设计(一)设计原则1.建筑设计符合国家现行的有关规范、规定的基础上，努力做到技术先进、经济合理、安全适用、美观大方,认真进行方案比较,选择合理方案。尽量减少填挖方数量，并与全168、厂总图竖向相符合。 2.建筑设计充分考虑到当地的自然条件、气候条件等，在利用地方材料和资源的同时，积极合理的采用新技术、新材料、新结构，力求建筑风格统一协调。(二)设计内容本项目建筑物有中心控制室、变配电所、压缩机房、装置泵房、油罐区泵房等。详见下表。 建筑物一览表序号名称火灾危险性分类耐火等级建筑面积m2层数结构形式备注1主控室丁，戊二600一框架结构层高5 m2配电室丁，戊二650二框架结构 层高5 m3压缩机房甲二2400二框架结构5油罐区泵房甲二230一砖混结构层高5 m6合计3830(三)建筑标准及构造：1.屋面：采用架空隔热层，保温采用80 mm厚水泥珍珠岩制品，防水层采用新型卷材169、。2.墙体：框架结构为轻质填充墙，外墙为250，内墙为200，控制室设抗爆墙。3.门窗：外门窗除变压器室部分为钢窗外，其它为铝合金门窗。4.楼地面：控制室为抗静电活动地板和水磨石地面；配电间为水磨石地面。5.内装修：采用中高级内墙涂料。6.外装修：控制室、低压配电间均为面砖。7.顶棚：一般采用抹灰喷涂，控制室采用轻钢龙骨矿棉吸音板吊顶。三.结构选型说明1.地基方案:厂区内所有建（构）筑物尽量采天然地基,部分区域需进行地基处理或打桩。2.设备框架：钢结构，H型钢柱，H型钢框架梁及设备梁，其他构件可采用普通型钢或H型钢，平台铺板采用钢格板.根据框架和设备布置情况，在框架纵横方向宜设置垂直支撑(或桁170、架).顶层有空冷器时，平台要加强平面刚度，宜设置水平支撑，平台铺板采用复合型钢格板.3.管架：钢结构，H型钢柱，H型钢横向框架梁，其他构件可采用H型钢或普通型钢，平台铺板采用钢格板.纵向设置垂直支撑，其位置宜设在纵向温度区段中间.顶层有空冷器时，平台要加强平面刚度，宜设置水平支撑，平台铺板采用复合型钢格板.4.塔、炉基础：塔及高耸设备基础为现浇钢筋砼圆柱式基础，基础底板采用多边形底板.炉基础采用现浇钢筋砼独立基础及拉梁.5.换热器及卧式容器基础：现浇钢筋砼支墩式或支架式基础.6.泵基础：现浇砼泵基础.7.大型设备基础:现浇钢筋砼构架式或大块式动力基础.8.建筑物:根据建筑物结构型式采用现浇钢筋171、砼框架结构或砖混结构9.厂房：压缩机棚采用预制钢筋砼柱、钢筋砼吊车梁；二层平台为钢筋砼结构，钢筋砼基础，梯形钢屋架。10.钢结构的防腐: 本装置所有钢结构均需做防腐处理.11.钢结构的防火钢结构的防火应遵守石油化工企业设计防火规范(1999年版)(GB50160 -92)中相关条款. 第七章 公用工程及辅助设施第一节 给排水及消防一.给排水系统划分给排水系统划分如下：1.生活给水和生产新鲜水及水源工程划分为新鲜水系统，生活给水和生产新鲜水共用一套管网。2.设置全厂性独立消防给水系统，其专用消防水池、消防水泵房均与老装置共用并进行部分扩建,消防水管网及泡沫管网自老装置引入。3.循环水系统。4.污172、水系统:生产污水和生活污水共用排水管网进污水处理场统一处理。5.雨水系统:厂内设沟渠雨水系统，收集后经泵提升至 厂外雨水系统。二.新鲜水系统1.水量：本项目最大平均时用水量为133.2t,其中装置新鲜水用量13.2t/h，循环水补水100t/h，其他用水20t/h。未考虑短时大水量用水。折合成日用水量为3196.8t/d,水源工程按3500t/d设计。本次设计是在已有设施的基础上进行改造扩建。2.水质：水源按地下水考虑。3.配水管网：按项目要求将新鲜水送至各用水点。三.消防水系统1.现有消防给水系统山东海化集团一期工程消防给水系统为低压消防给水系统，从外管网引入DN300的生产消防水管线与厂内173、环状消防管网相连。一期工程设有1000m3消防储水罐两只，并建有消防泵房，设12sh-9型消防水泵两台，一用一备，流量为792m3/h，扬程为58m。山东海化集团二期工程消防管道呈环状布置，南侧有两根DN400管道与老区消防给水管网相连，与老区消防给水管网组成大的环状管网，西侧从外管网引入DN400的生产消防水管线与厂内环状消防管网相连，以保证环状管网的进水管道不少于两条。2.新建消防给水系统山东海化集团三期工程总占地面积约93公顷，小于100公顷，厂居住区人数小于15000人，同一时间内火灾处数为1处，属中型石油化工企业，根据石油化工企业设计防火规范GB50160-92（1999年版)第条，174、可采用低压消防给水系统。三期工程新增装置部分消防用水量为210L/s，新增油罐区部分消防水量为240L/s，采用低压消防给水系统，依托现有DN400的消防给水系统。三期工程液化气罐区部分消防水量为383L/s，其中固定式消防冷却用水量为338L/s，移动式消防冷却用水量为45 L/s。本工程增设消防泵房和两个2000 m3消防储水罐为液化气罐区提供高压消防水，其中消防泵房内设XB-PD10/200型消防水泵三台，流量为200L/s，扬程为100m，两用一备。消防给水系统采用环状管网，环状管网用阀门分成若干独立段，每段消火栓的数量不超过5个。沿工艺装置区四周及装置内消防通道边设置SS100/65175、-1.6型消火栓，消火栓间距不超过60m。沿液化烃罐区四周设置直流-喷雾型消防水炮和SS100/65-1.6型消火栓，消火栓间距不超过60m。3.泡沫灭火系统罐区新增储罐情况如下表所示：罐容及罐型数量保温状况直径m壁高m介质及类别介质性质10000m3拱顶罐2保温3114.58粗蜡油（丙B类）非水溶性9500m3内浮顶罐（铝浮盘）2不保温3015催化汽油（甲B类）非水溶性5000m3内浮顶罐（铝浮盘）2不保温23.6412.53催化汽油（甲B类）非水溶性5000m3拱顶罐2保温23.6412.53催化柴油（丙A类）非水溶性2000m3拱顶罐4保温14.5214.27催化油浆（丙B类）非水溶性根176、据石油化工企业设计防火规范GB50160-92（1999年版）第条，7.4.3条，7.4.4条可采用半固定式泡沫灭火系统。因此本项目中罐区泡沫灭火系统设计采用半固定式，利用消防车及消防水带与固定的泡沫产生器相连接来完成灭火过程。灭火时单罐泡沫混合液及辅助泡沫混合液的最大用量为83L/s。四.循环水系统本项目循环水系统是在二期循环水场的基础上进行扩建，向生产装置提供所需的冷却用水，供水量6800m3/h ，热水温度42，冷水温度32。循环水场拟建3500m3/h钢筋砼框架机械通风逆流式玻璃钢冷却塔2台，循环水泵房1座，加氯、加药、旁滤等循环水处理设施。循环水泵共5台，4用1备，单台流量1800 177、m3/h,扬程48m。循环水旁流过滤采用300m3/h重力式无阀滤池1座。凉水塔采用智能控制器控制，风机设安全监控系统。循环水处理杀生剂采用液氯，加氯量为20kg/h，设加氯机2台。阻垢与缓蚀剂采用800l/h全自动加药装置一套，阻垢缓蚀剂配方通过静、动态模拟试验确定。循环水泵房与加药加氯间合建，建筑面积945m2。循环水场总占地面积约0.6104 m2。五.污水系统全厂排水按全面规划，清污分流，按质分类的原则合理划分系统。污水处理坚持局部预处理与最终集中处理回用相结合，污水中有用物质回收利用与处理排放相结合，分级控制的原则，确保技术先进，经济合理，运行可靠，保护环境。1.污水局部处理与预处理178、(1) 含硫污水水量为60t/h，采用蒸汽汽提法处理。处理后的水质指标为：氨100mg/l，硫化氢50mg/l。出水回用或进污水处理场。 (2) 酸碱污水采用中和法预处理。化学水处理站的酸碱废水经中和处理，其PH值达69后，排入清净废水（雨水）系统。(3) 油罐清洗水与其它含油量500mg/l的污水选用油水分离器除油，出水进污水处理场。 2.污水处理场污水处理场设计规模为200m3/h。包括：生产装置污水100 m3/h、循环水排污38 m3/h、生活污水、污染雨水和其他水量。污水处理后达到污水综合排放标准（GB8978-96）一级排放标准的要求。3.污水处理工艺流程生产生活污水通过污水管网自179、流至污水处理场总进口，来水经格栅、沉砂池后进入调节均质池对水质、水量进行调节，均衡水质、水量后，污水用泵提升入除油机，对大粒径浮油与SS进行处理，除油机出水进入二级溶气气浮装置，除去大部分油与SS，油含量达20mg/l以下。气浮总出水经增压进入富氧生化净水装置进行生化处理，生化出水进气浮浓缩池与污泥分离。分离出水进监控池，合格水排放，不合格时回流至调节池重新处理。污泥与浮渣均进浓缩罐进行浓缩，然后用用泵提升至离心脱水机处理，泥饼外运掩埋。其流程如下:六.雨水系统厂内设沟渠雨水系统，收集后经泵提升至 厂外雨水系统。第二节 电气一.环境特征和对防火防爆要求 本项目的运行介质主要有氢气、干气、液化汽180、汽油、柴油、丙烯等,这些介质有可能与空气混合形成爆炸混合物,故有关区域按爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范（GB50058-92）的要求进行划分,主要为2区气体爆炸危险环境,其防爆等级不低于所在环境的防爆等级。二.负荷等级划分项目大部分设备的用电为一级负荷(如压缩机、原料泵、DCS用电等), 小部分为二、三级负荷(如照明、桥式吊车等)。三.配电系统1.变电所加氢、催化部分均采用二路电源供电,分别引自总配电所6KV的、段母线。2.高压电源来自总降压变电所，高压电缆沿桥架至6kV配电室。3.对于高.低压均采用单母线分段运行方式,高压母联采用自动切换,低压母联采用手动投切的接线方式，当一段检修或故181、障时，由另一段带全所大部分负荷。4.本项目用电设备均采用电缆供电，电缆沿电缆桥架敷设。5.本项目接地装置，所有正常不带电的金属设备外壳必须可靠接地,其接地电阻不得大于1欧姆，6kV系统采用中性点采用不接地系统，1kV以下系统采用中性点采用接地系统。6.仪表电源由二路电源供电，操作室设配电箱。7.装置照明根据装置内及辅助用房设置照明,不同的场所根据规范要求达到不同的照度要求,照明光源采用荧光灯,白炽灯,汞灯等混光照明,且采用集中和分散控制。(1)泵区设一般照明和应急照明.(2)操作室设一般照明和应急照明。(3)装置防爆区内照明线路穿钢管明敷。(4)全部照明电源从操作室照明箱配出 第三节 电 信装182、置电信部分设置行政电话30门,调度电话10门,扩音对讲系统20门，本装置设200门分线盒,200对电话电缆来自老区。第四节 供热、供风、供氮一.供风、供氮系统1.压缩空气站设计容量确定： 仪表用风：3000Nm3/h，(干燥再生用气按20%计)非净化风：2960Nm3/h，氮气用量：350Nm3/h。管道，设备损耗系数取0.4空压站设计总容量为：7200Nm3/h(120Nm3/min)。2.设计方案：设压缩机2台(一用一备)，排气量120Nm3/min，将空气压缩成0.8MPa压缩风。一路直接进非净化系统，供装置用。另一路经净化干燥设备进仪表风系统。氮气部分在二期已有氮压站的基础上进行扩建。183、3.空压站站房 空压站站房利用老装置区的空压站房进行扩建。二.蒸汽系统新厂区在开工时需外供3.5MPa蒸汽和1.0MPa蒸汽,厂内除余热锅炉外不设蒸汽锅炉，在装置开工正常后将向系统提供蒸汽。第五节 储运系统一. 设计主要内容1.油品储运罐区1.1 对原有焦化装置原料罐区（0309-4100）进行改造，将渣油罐-41054108改为储存精蜡油或粗蜡油，作为蜡油加氢装置、催化裂化装置的原料罐，并分别新增2台原料泵向上述两套装置供料。1.2对原有中间、成品及污油罐区（0309-4200）进行改造，将蜡油罐-4201、4202改为储存低硫渣油，作为催化裂化装置的参重原料罐，并新增2台原料泵，对原有泵房184、向北扩建两跨。1.3新建催化汽柴油、油浆及蜡油罐区（0601-4500），其中催化汽油为2台9500m3和2台5000m3的内浮顶罐，催化柴油为2台5000m3的拱顶罐，粗蜡油为2台10000m3的拱顶罐，油浆为4台2000m3的拱顶罐。新增90#汽油装车泵、93#汽油装车泵、催化柴油装车泵及油浆装车泵各2台，新建泵房一座。2.液态烃罐区2.1新增6台2000m3和6台1000m3的液态烃球罐，分别储存丙烷、碳四和液化气。2.2新增丙烷、碳四、液化气装车泵各2台，分别供汽车槽车、火车槽车装置出厂。3.卸车部分对原有铁路卸车系统（0309-4400）进行改造，在卸油泵房的东、西两侧，分别新增低硫185、渣油、粗蜡油汽车槽车卸车系统，并利用原渣油输油设施送入罐区。4.装车部分4.1利用现有铁路汽柴油装车栈桥，新增6个丙烷、碳四、液化气装车鹤位；4.2 新增6个丙烷、碳四、液化气汽车装车鹤位；4.3 在新建油品储运罐区，增设油浆装车设施；4.4 在新建油品泵房，增加催化汽油、催化柴油装车泵，利用现有汽车装车设施出厂。5.系统管带5.1 对现有老系统管带进行局部加层改造；5.2 在催化装置、蜡油加氢装置的西侧分别新建一条系统管带，将新老装置区连为一体。6.火炬设施新建一套火炬系统，可以满足催化装置最大泄放量的要求。二.设计说明：1.主要流程方案说明：（1）汽车卸车流程：将低硫渣油、粗蜡油卸至零位罐186、区（自流），然后通过现有转输泵房送至催化原料罐区；（2）原料罐区流程：包括收、付催化和蜡油加氢装置原料流程、倒罐流程及管道处理流程等；（3）成品油罐区：包括接收催化汽柴油、油浆流程、倒罐流程及管道处理流程等；（4）液态烃罐区：包括接受催化装置液化气、碳四和丙烯流程、装汽车和火车流程、倒罐流程及管道处理流程等；（5）系统管道流程：包括装卸区与罐区之间流程，装置与罐区之间联系的管道流程，低压瓦斯系统流程，高压瓦斯平衡系统流程等。 2.油品储运系统主要设备说明：（1）火炬设施：包括高架火炬一座，低压瓦斯阻火水封罐一台，低压瓦斯分液罐、高压瓦斯分液罐各一台，及相应的配套设施。（2）系统管带（不包括罐区187、内的管道），预计需20#无缝钢管总量约550吨；其它的高压、低压瓦斯分液罐和凝缩油罐需根据现场情况进行设计。（3）卸车区：在火车卸油泵房的东、西两侧，分别新增低硫渣油、粗蜡油汽车槽车卸车系统，并利用原渣油输油设施送入罐区。汽油卸车共8个鹤位。（4）汽油、柴油装车区：利用现有汽油装车设施。（5）液化气、碳四、丙烯装车区：新建6个汽车装车鹤位和6个火车装车鹤位。（6）储运系统共有机动设备18台。（7）储运系统泵房设置： 储运系统新建泵房3个、改造泵房1个，即催化汽柴油泵房、催化供料泵房、液态烃装车泵房为新建，对成品油泵房进行扩建改造。 三、消耗指标1. 蒸汽（1.0MPa）：5t/h；2. 电（3188、80V）：400kw。第八章 环境保护一. 主要污染源1.废气排放本项目生产过程中排出的废气主要包括燃烧废气和不正常操作时泻压放空气两类。燃烧废气来自于以油或燃料气为燃料的加热炉,其主要污染物为:SO2 、Nox和TSP。 泻压放空气气体主要是烃类气体。2. 废水污染源本项目生产过程中排出的废水主要为含硫及含油污水，含油污水主要来源于装置内机泵冷却水、地面冲洗水和围堰内收集的含油雨水。含硫污水主要来源于吸收稳定、脱硫及加氢装置 。污水的性质、水量详见下表 污 水 汇 总 表 类别水量t/h排放方式去向污染物含量mg/l油物COD含硫污水60连续污水汽提300010007000含油污水80连续污189、水处理场20061503. 噪音 本项目产生的噪音源,主要有机泵电动机、加热炉及各放空设备。 4.废渣本项目生产过程中基本无废渣排放。二.环境保护措施1. 污水治理本项目对生产过程中产生的各类废水治理以清污分流、分类处理为原则,选择经济和技术上可行的处理方案,将各类污水处理到符合环保标准的要求后排放,以达到保护环境的目的。(1) 清污分流项目排出的废水,按其性质及处理要求划分为含硫及含油污水系统:含硫污水系统:本项目生产过程中排出的含硫污水进入含硫污水系统,送新建含硫污水汽提装置处理。硫污水汽提装置处理能力为48104t/a,可满足处理本项目含硫污水的要求。含油污水系统:含油污水主要来源于装置190、内机泵冷却水、地面冲洗水和围堰内收集的含油雨水。这些污水均去污水处理场,处理合格达标排放。1. 废气治理本项目有加热炉7座，燃料气为脱硫燃料气,含硫量低,排放的烟气中（标），烟气排放的烟气中SO2 、Nox和TSP低,经60m高烟囱排放。其污染物含量及污染物排放浓度符合大气污染物综合排放标准（GB16297-1996）要求。不正常操作时泻压放空气排出的少量的烃类,排入项目火炬系统。3. 噪音防治为防止噪声危害，机泵选用低噪音设备，加热炉选用低噪声火嘴。开停工加热炉吹扫放空管线加消音器。以上措施实施后能保证室外噪音在85dBA以下，符合工业企业噪声控制设计规范（GBJ87-85）要求。 五. 环191、境影响分析项目充分考虑环境保护因素,严格执行各项环境保护标准。针对生产过程中外排的“三废”采取上述相应的治理措施,大大减少了项目污染物的排放量。总之,采取上述处理措施,可使项目污染物排放量降至最低,达到保护环境的目的。第九章 劳动安全卫生及消防第一节 生产过程中职业危害因素分析一. 火灾与爆炸危害本项目的原料为蜡油和渣油，产品有民用液化气、汽油、柴油、丙烯及硫磺等，其火灾危险属甲类、爆炸危险场所为2区。生产过程中使用和产生的易燃易爆物质种类见下表。 主要危险物料理化性质 序号物质名称物料状态自燃点闪 点爆炸极限v %火灾危险等级1渣油液体23027080130 丙B类2柴油液体可燃5065丙A192、类3汽油液体280456431.47.6 甲B类4液化石油气液体300-460-602.259.65甲A类5硫化氢气体292-504-46%甲类6氢气气体560-504.3-76%甲类7丙烯液体200-460-602.2512.65甲A类二. 有毒气体项目生产过程中不使用具有毒性的物料,但工艺过程中产生硫化氢等有害气体,这些气体可能由于设备、管线的腐蚀以及法兰接口垫片腐蚀而泄漏于大气中。三. 噪声危害项目生产中的噪声源主要是机泵及加热炉及蒸汽吹扫放空。机泵噪声声压级8595dBA，加热炉及蒸汽吹扫放空声压级小于95105dBA。四. 高温灼伤本项目的加热炉、反应器焦炭塔、分馏塔及相关管线的操作193、温度较高，最高500。第二节 主要防范措施一.防火防爆1.本项目火灾危险属甲类，爆炸危险场所为2区。设备平面布置严2.格遵守石油化工企业设计防火规范（GB50160-92）爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范（GB50058-92）。 3.设备设计严格执行压力容器设计规范，对常压的设备均设置了安全阀，防止发生事故。4. 项目设置了可燃气体报警仪，以有效防止事故的发生和便于及时扑救。5.装置内的设备、管道都设有防雷及防静电接地措施。二.防毒1. 项目的工艺生产全过程均为密闭系统，加热炉烟囱高空排放，排放高度50m以上。2.配备操作人员专用的安全防护用品及器具。三.噪声控制项目机泵选用YB型低噪声防194、爆电机，开停工加热炉吹扫放空管线加消音器。以上措施实施后室外噪音85dBA以下。4. 防烫措施对于人体可能接触的介质温度高于60的管道、设备均采用隔热防烫措施。5. 卫生措施原重油项目已按有关规范要求设置了更衣室、休息室、厕所等，为操作人员配备安全帽、工作服、工作鞋等个人卫生用具。浴室和职工食堂等依托现有设施，可以满足职工卫生要求。四.消防本项目与消防站之间的距离符合规定要求，两者之间有电话联系。各装置四周有专用有消防水系统和消防环形通道。工序区内设有灭火蒸汽接头以及相应数量的灭火器。第十章 项目实施计划及建设周期项目实施计划如下:一.设计进度计划1.2005年10月2005年6月完成项目基础195、设计;2.2006年3月 提供长周期订货设备订货资料及地基处理方案;3.2006年7月 提供非标设备制造图;4.2006年8月 提供构筑物及大型基础图;5.2006年9月 完成所有土建设计;6.2007年2月 完成所有施工图设计。二.施工进度计划1. 2006年4月 开始场地平整及地基处理施工;2. 2006年9月 完成所有非标设备制造;3. 2006年10月 完成所有土建施工;4. 2006年11月 完成所有设备的安装就位;5. 2007年2月 完成所有管道安装施工;6. 2007年4月 完成所有电气、仪表安装施工;7. 2007年5月 吹扫试压,水联运并开工。第十一章 投资估算及资金筹措第196、一节 建设投资估算一、投资估算编制依据(1)中国石油化工集团暨股份公司石油化工项目可行性研究报告编制规定中石化咨（2005）154号、石化股份咨2005103号。(2)中石化石油化工项目可行性研究投资估算编制办法中石化（1994）规工字19号。(3)2000年中石化石油化工安装工程概算指标及配套费用定额。(4)设计费参照国家发展计划委员会、建设部2002年工程勘察设计收费标准（修订本）。(5)可研报告编制费执行国家计委1999年建设项目前期工作咨询收费暂行规定。(6)工程监理费按国家物价局、建设部1992价费字479号关于发布工程建设监理费有关规定的通知计列。(7)基本预备费执行2000年中石197、化石油化工工程建设费用定额中石化（2000）建字476号文。二、建设投资估算范围本可行性研究报告的投资估算编制范围为80104t/a重油催化装置、80104t/a蜡油加氢装置、1.5104nM3/h焦化干气制氢装置、40104t/a酸性水汽提装置、3104t/a硫磺回收装置界区内的工艺、设备、自控、电气、土建、给排水、总图运输等及原料、成品罐区和全厂配套工程。评价中，设计费、可研报告编制费、非标设备设计费作为无形资产，建设单位管理费、工程监理费、生产准备费作为递延资产，其他为固定资产。三、建设投资估算方法工程费用编制采用工程量法进行估算，即分别由各专业提供的设备 型号、规格、材质和数量（重量）198、等内容的设备清单和主要工程量，按现 行的设备材料价格和估算指标进行估算。建设投资估算额60894万元。其中固定资产51824万元，无形资产 3459万元，递延资产1487万元，预备费4124万元。详见附表11-1-1 “投资估算表” 第二节 总投资及资金筹措一、总投资1.流动资金估算根据建设单位其他装置生产实际情况，流动资金估算额为6000万元。2.建设期利息本项目建设投资60894万元，30%企业自筹，70%考虑银行贷款，贷 款利率按二00六年四月二十八日中国银行公布的调整利率6.12%，折算 成年有效利率6.26%，建设期二年。经计算，建设期贷款利息为2993万元。3.总投资本项目的总投资199、包括建设投资、建设期利息和流动资金三部分。总投资69887万元。其中建设投资60894万元，建设期利息2993万 元，流动资金6000万元。二、资金筹措项目的融资方式分为公司融资1.资金来源本项目资金总筹资额为69887万元，30%用公司现有的可用于项目的 现金作为权益资本 ，70%考虑银行贷款作为债务资金，建设期贷款年有效 利率6.26%（三至五年期），流动资金贷款年有效利率5.98%（六个月至一 年期）。详见附表11-2-1 “资金来源及运用”。2.贷款偿还贷款偿还方式按项目最大偿还能力偿还银行贷款。固定资产折旧费 及可供分配利润的100%用于贷款偿还。贷款偿还期3.99年（含建设期 二年200、）。详见附表11-2-2 “贷款偿还平衡表”。第十二章 技术经济分析该项目财务评价依据中石化2005年中国石油化工项目可行性研究 技术经济参数与数据以及国家、当地的税收政策等有关文件和规定。计算参数及数据的选取来自：工艺专业提供的原材料、辅助材料、 燃料及动力消耗量和产品产量；原材料、辅助材料、公用工程消耗及产 品价格由建设单位提供。该工程的项目财务评价分析是在完成初步的价格分析、工艺技术方 案选择等研究的基础上，对项目投入产出的各种经济因素进行初步调查、 研究、预测、计算及论证，计算各项综合经济效益指标。第一节 总成本费用估算一、制造成本估算1. 直接成本（1）原材料及辅助材料序号项目名称消201、耗量万吨/年单价元合价万元备注1原材料1.1蜡油8041703336001.2渣油16307049120小计3827202辅助材料0.1%2.1催化剂及化学药剂等383小计383合计383103（2）燃料及动力公用工程消耗量及价格见下表：序号项目名称单位年消耗量单价元合价万元1燃料气104t1.1180019802电104Kwh11523.040.4349553新鲜水104t125.722.32894循环水104t4245.60.28495除盐水104t2.514.125356脱氧水104t89.761513467低压蒸汽104t33.529030178高压蒸汽（自产）104t-39.9211202、0-43919风104Nm347680.147710氮气104Nm32800.59165合计8722以上价格均为含税价格，新鲜水、蒸汽增值税率为13%，其他为17%。（3）工资及福利费本装置需定员300人，每年按人均36000元计算工资及福利费，合计1080万元。2.制造费用固定资产原值=建设投资-无形资产-递延资产+建设期利息。折旧费按直线法计算，残值率为3%，平均折旧年限按14年计取。年折旧额4084万元。修理费按固定资产原值的3%计取，年修理费1768万元。其他制造费按人均9400元/年计算，合计282万元。经计算，制造费用估算额为每年8225万元。生产成本=直接费用+制造费用，正常年份203、估算额399039万元。二、期间费用1.管理费用管理费用包括摊销费及其他管理费用。摊销费包括无形资产及递延资产摊销。无形资产自生产期起10年内摊销完毕、递延资产自生产期起5年内摊销完毕。其他管理费按人均23600元/年计算，合计708万元。2.财务费用财务费用为项目寿命期间所发生的利息支出。3.销售费用销售费用按销售收入的0.5%计算，合计2342万元。上述费用的计算详见附表12-1-1 “总成本估算表”。第二节 财务评价一、销售收入和流转税及附加估算1.销售收入估算（100%负荷）销售收入估算表序号产品名称单位年销量单价元/吨合价（万元）1粗石脑油104t3.25400172802柴油104204、t28.853001526403汽油104t3455501887004催化油浆104t2.8295082605液化气104t11.474100470276精丙烯104t5.739000515707硫磺104t385025508液氨104t0.2381800428合计468455以上价格均为含税价格。经计算，正常年份销售收入为468455万元。2.流转税金及附加估算液化汽、蒸汽及新鲜水的增值税税率为13%，其他均为17%，柴油消费税每吨为117.6元，汽油消费税每吨为277.6元；城建税按流转税的7%、教育费附加按流转税的3%计取。经计算，年均流转税及附加为24223万元。二、利润估算本项目按3205、3%的税率计征所得税，法定盈余公积金按税后利润的10%计提，公益金按税后利润的5%计提。经计算，年均利润总额为39645万元、所得税为13083万元、税后利润为26562万元。详见附表12-2-1“损益表”。三、财务分析本项目建设期二年，生产期为14年，开工负荷第一年按80%，第二年按90%，其他各年均按100%考虑，基准收益率为13%，经计算，所得税后财务内部收益率为37.81%，财务净现值为122469万元（折现率=13%），投资回收期4.33年（含建设期二年）；税前财务内部收益率为49.76%，财务净现值为197514万元（折现率=13%），投资回收期3.74年（含建设期二年）。详见附表206、12-2-2 “现金流量表”。第三节 敏感性分析为了考察项目的抗风险能力，对部分影响项目经济可行性的因素进行敏感性分析，假定这些因素均变化5%，计算结果表明本项目对产品价格下降最为敏感，次敏感因素是原材料价格上涨，最不敏感因素是开工负荷。总之，本项目在最不利的条件下，其财务内部收益率为23.52%，仍然大于基准收益率，抗风险能力较强。计算结果详见附表12-3-1“敏感度分析表”。第四节 盈亏平衡分析以第四年为例，计算盈亏平衡点BEP（生产能力利用率）=年固定成本/（销售收入-年可变成本-流转 税-其他税）100%=27.72%即该装置生产运行达到设计规模27.72%，企业就能保本。第五节 财务评价结论通过财务评价计算及以上分析，可得出如下结论：(1)若本项目得以实施，需建设投资60894万元。(2)在上述条件下，企业年均可获458417万元的销售收入和39645万元的利润总额，投资回收期为4.33年(基准值6年)，财务内部收益率为37.81%(基准值12%)，财务净现值为122469万元。这些都大大好于行业标准。详见附表12-5-1 “技术经济指标汇总表”综上所述，本项目的建设在经济上是可行的。