100×104ta延迟焦化装置改扩建工程可行性研究报告

100×104ta延迟焦化装置改扩建工程可行性研究报告 4100×10t/a重油延迟焦化装置及3000吨硫磺 回收装置建设工程 1、总论 1.1编制依据和原则 1.1.1编制依据 4《辽宁佳兴鸿泰石油化工有限公司100×10t/a延迟焦化装置改扩建工程可行性研究报告编制委托书》 4《辽宁佳兴鸿泰石油化工有限公司100×10t/a延迟焦化装置改扩建工程可行性研究报告编制委托书基础材料》 《辽河原油评价》 《辽河原油评价》 《中海36-1原油评价》 《中海32-6原油评价》 《俄罗斯M100燃料油评价》 1.1.2编制原则 a、采用技术先进、生产可靠、实用而技术含量高的工艺技术，从而提高产品质量、降低投资、减少消耗。 b、以市场为导向，以提高经济效益为中心，严格控制投资规模，少投入，多产出。 c、结合国内各类渣油的特点，按照市场以燃料油的要求，优化工艺流程，确定产品。 d、生产装置采用DCS集中控制。 1 e、充分依托公司现有的公用工程和基础设施的富余能力，力争整体优化、减少项目的投资，提高新建工程的经济效益。 f、高度重视环境保护，严格控制环境污染，严格遵守国家、辽宁省及营口惠而实不至市的有关环境保护、劳动安全卫生等方面的、法规，采取切实措施减少污染物的排放，严格治量，做到环境保护和安全卫生的设施与生产装置同步实施。 1.2企业概况、项目背景、投资意义 1.2.1企业概况 公司初建于2000年，先后与辽宁石油肽工程研究院合作，成立盘锦重油轻质化石油产品发展有限公司，以重油深加工的高新技术应用与开发为主体，与台湾富菱国际投资公司合资组建盘锦长峰石油化工有限公司，该公司以生产重交通道路沥青为主。2004年与中石油合资成立中油五洲盘锦炼化公司，中石油占该公司股权51%，佳兴鸿泰公司占该公司股权的49%。企业现有员工406人，年产值1.7亿元人民币，是一家以重交通道路沥青为主、以燃料油进出口贸易及开发高等级重交通道路沥青、石棉改性沥青高新技术为主的专业新型石化企业。中国石油集团公司二级子公司(中油五洲天然气公司)是以进出口石油、成品油及天然气开发为主体的综合性公司,现有子公司9家,总资产36亿元,流动资金13亿元,2004年完成产销值达150亿元,合作后的中油五洲盘锦炼化公司当年完成利税1.7亿元。综上所述,三个子公司合并总资产为2亿元人民币以上,同时与中油总公司达成投资该项目的协议。为本项目的原料供应及资金提供保障。公司运作至今信誉良好,经济效益较佳,为社会经济的繁荣做出了自已的贡献。 1.2.2项目背景 2 现在营口地区和周边所拥有的油品加工单位较多，但各油品加工单位的加工能力较少、加工技术简单、产品指标与市场要求有一定的差距。因此其副产品及公司现有市场的开发为公司今后的发展打下良好基础。 辽宁佳兴鸿泰石油化工有限公司为摆脱营口地区油品加工单位多，市场竞争激烈的现状，依据公司临近大营铁路和盘海营高速公路及南邻鲅鱼圈港的便利的条件，拟通过外部采购渣油、重油(辽河、 4中海36-1、中海32-6俄罗斯M100燃料油)，规划新建一套100×10t/a延迟焦化装置。并充分利用、挖掘公司老区现有的生产装置功能和公司老区现有的辅助工程、公用工程系统、消防设施、通讯设施、卫生设施等能力和潜力，使其在最小的资金投入情况下获得最大的经济效益。 1.2.3工程范围及投资意义 4辽宁佳兴鸿泰石油化工有限公司现已拥有一套15×10t/a的常 4减压蒸馏装置，2×10t/a的罐储能力和配套的油品装卸设施。公司 4在现有设施的基础上通过增建一套100×10t/a延迟焦化装置、3000吨硫磺回收装置、制氢、焦化加氢等配套附属设施，将使该公司在市场竞争中增加抗风险能力，并且新建装置所产生的经济效益可以成为辽宁佳兴鸿泰石油化工有限公司新的经济增长点，对企业的稳定和发展有重要的意义。 1.3经济分析指标 经济分析指标表 序号 名 称 单 位 数量或指标 备 注 3 序号 名 称 单 位 数量或指标 备 注 一 建设规模 4t/a延迟焦化装置 万t/a 100 1 100×10 2 3000吨硫磺回收装置 t/a 3000 3 制氢装置 t/a 50 溶剂油加氢装置 燃料油加氢装置 二 产品方案 1 溶剂油 万t/a 15.80 2 凝析油 万t/a 2.0 3 燃料油 万t/a 42.5 4 蜡油 万t/a 6.2 5 石油焦 万t/a 26.5 三 公用工程用量 31 水 m/h 725 2 电 kW 3546 3 蒸汽 t/h 5.75 2四 占地面积 M 300000 2五 建筑面积 m 3000 六 运输量 1 运入量 t 100 2 运出量 t 100 七 新增定员 人 500 八 项目投资数据 4 序号 名 称 单 位 数量或指标 备 注 1 报批项目总投资 万元 75157 1.1 建设投资 万元 65857 1.2 铺底流动资金 万元 9300 九 经济效益数值及指标 1 销售收入 万元 313933.95 年平均值 2 利润总额 万元 17702.32 年平均值 3 总成本 万元 290756.05 年平均值 4 投资利润率 % 18.28 5 投资利税率 23.93 6 投资回收期 年 6.91 7 盈亏平衡点 % 24.87 1.4建设期 建设期2年。 1.5公用工程 公用工程、罐区与200万t/a重交通道路沥青配套使用。 4第一节100×10t/a延迟焦化装置 2.项目范围 4本项目的设计范围为100×10t/a延迟焦化装置一套。 4100×10t/a延迟焦化装置所需要配套的储运设施、供水、供电、供汽、供风等公用工程条件以及火炬设施和消防设施等，由公司在现有的条件情况下，通过另立扩能改造项目进行调整和完善等手段来满足要求。 5 2.2研究结果 本项目是辽宁佳兴鸿泰石油化工有限公司现有的储运工程、公用 4工程和基础设施的基础上，通过建设100×10t/a延迟焦化装置，并充分利用、挖掘公司老区现有的生产装置功能和公司老区现有的辅助工程、公用工程系统、消防设施、通讯设施、卫生设施等能力和潜力，可提高辽宁佳兴鸿泰石油化工有限公司的市场竞争能力，在发展中求生存。 装置物料平衡情况见下表: 4序号 物料名称 收率wt% 产量10t/a 一 原料 1 重油、M100燃料油 100 100 2 小计 100 100 二 产品 1 凝析油 2.05 2.05 2 干 气 6.95 6.95 3 溶剂油 15.80 15.80 4 锅炉燃料油 42.50 42.50 5 蜡 油 6.20 6.20 6 焦 炭 25.5 25.5 7 小 计 100 100 公用工程消耗情况见下表: 4序号 物料名称 收率wt% 产量10t/a 1 新鲜水 2t/h 2 循环水 725 t/h 3 软化水 1.5 t/h 6 4 脱氧水 15.0 t/h 5 电 3958kw 6 1.35Mpa蒸汽 0 t/h 消耗与产出平衡 3/h 7 燃料气 3312m 38 净化风 330 m/h 39 非净化风 270 m/h 2.3原料和产品的市场分析 2.3.1 原料市场分析 辽宁佳兴鸿泰石油化工有限公司地处东北，原料资源充足且国家的大营铁路直至公司院内。沈大高速、盘海营高速公路依厂而过，公司依辽河主航道承建万吨级油码头，可停靠万吨级油船。因此，辽宁佳兴鸿泰石油化工有限公司具有便利的运输条件和油品装卸条件，可以保障外购原料能够以较低的成本进入公司。 根据近几年对辽河油田的重油市场跟踪分析得出，营口地区重油的供应充足，可以满足新建装置对重油的需要。 中海36-1、32-6原油的供给能力较大，其相关的重油市场供给较为宽松，也完全可以作为延迟焦化装置的原料。 4因此，辽宁佳兴鸿泰石油化工有限公司100×10t/a延迟焦化装置的原料为地产重油(辽河、中海36-1、中海32-6、俄罗斯M100燃料油)是稳定的合理的。 2.3.2 产品市场分析 我国政府已制定 “十一五”期间国民经济和社会发展计划以及长远发展目标，国民经济持续发展，对能源的需求仍将稳步增长。考虑到GDP增长、人口增长和人民生活质量改善、城市化率提高、技术 7 进步、环境保护、石油投源潜力、替代能源的开发和利用等诸多因素的发展和相互制约，预计未来10年石油产品在一次能源消费构成中的比例将保持目前水平或略有提高。 通过部门调查法的油品终端消费用消费用途预测需求量如下: 2.3.2.1 溶剂油 溶剂油的终端消费主要用作各种石油化工添加剂、调和剂。据有关部门的预测，“十一五”期间，我国用量年均增长率为7.8%，预计未来10年保有量仍将以10%速率增长。根据我国化工行业的发展对 42010年的溶剂油需求量为4420×10t。 2.3.2.2锅炉燃料油 锅炉燃料油主要用于交通(公路、铁路、水运)、农业、渔业和工业、陶瓷业、电力部门。近几年，我国农用柴油车蓬勃发展，极大地影响着我国成品油的消费结构，对燃料油的需求远大于对柴油的需求。预计未来的10年我国燃料油消费比例基本保持2:1左右。在燃料油需求量的预测中，还有一些不确定的因素，如随着农民的收入增加，部分农用车的使用者可能转向汽车或摩托车;出于节能和环保的要求，国家对油耗多、尾气排放不达标的农用车严格限制;加入WTO后，政府对国内汽车行业的保持逐步取消，私人轿车将有较快的发展，使汽油消费增幅加大，而燃料油消费增幅相对减缓。根据农业、电力、 4陶瓷等各行业发展对2010年柴油的需求量为9210×10t。 2.3.2.3 蜡油 延迟焦化蜡油是石油二次加工装置一催化裂化装置的优良原料 8 之一，催化裂化装置将使低附加值的蜡油转化为高附加值的液化气(LPG)等是催化裂化装置的最佳原料有较大需求。 2.3.2.4 石油焦 随着我国近年来石油焦的产量不断提高，国内对石油焦需求的稳定增加，近几年石油焦的出口量不断增加。石油焦按其含硫量和灰分等主要指标分为3级和6级等。石油焦主要用途为冶金碳素行业用焦、有色铝行业用焦、燃料市场行业用焦和水泥行业用焦四类。冶金碳素行业对石油焦质量的要求较高，一般以1#焦为首选原料，2#焦次之。有色铝即3#焦为主，2#焦为辅。水泥行业需求对象为高硫焦即3#焦。随着环保要求的提高，国际上对燃料焦的硫含量也在不断降低，以防止硫对大气的污染。 2.4工艺装置 2.4.1工艺技术选择 2.4.1.1 原料性质 本装置的原料为外采重油，拟定的重油性质见下表: 项 目 单位 性质 备注 3密度(20?) g/cm 1.0698 280? mm/s 3648 运动 2粘度 100? mm/s 821.3 闪点(开口) ? 178 残炭 m% 13.9 水分 m% 2.73 酸值 mgKOH/g 12.8 凝点 ? 32 9 灰份 m% 0.16 C m% 86.50 H m% 10.86 S % 0.38 N M% 0.58 饱和烃 - m% 芳烃 - m% 族组分 胶质 m% 23.5 沥青质 m% 3.8 蜡含量 m% 1.76 Ni mg/kg 99.7 V mg/kg 1.7 Va mg/kg 14.5 金属 Al mg/kg 4.9 Fe mg/kg 51.2 Cu mg/kg 0.2 Ca mg/kg 356 初馏点 ? 263 5% ? 323 馏程 10% ? 361 30% ? 460 50% ? 530(46.5%) 2.4.1.2 加工方案选择 从拟定的重油性质数据可看出，该重油密度大、粘度高、金属镍、残碳以及沥青质等含得很高。其性质已类似国内所产一般原油的减压重油。列表比较如下: 拟定 大庆减胜利减任丘减中原减辽河减 重油 压重油 压重油 压重油 压重油 压重油 10 20 1.0041 0.9220 0.9698 0.9653 0.9424 0.9717 相对密度d 馏程，? 全馏程 >500 >500 >500 >500 >500 康氏残碳，(重) 13.92 7.2 13.90 17.50 13.30 14.0 硫，%(重) 0.38 0.17 1.95 0.76 1.18 0.37 80? 3648.54 / / / / / 运动粘度 2mm/s 100? 821.29 104.5 861.7 958.5 256.6 549.9 V 1.8 0.1 2.2 1.2 7.0 1.5 重金属含 Vi 94.8 7.2 46 1.42 10.3 83 量ppm Fe 99.7 / / / / 36.8 占原油，%(重) 42.9 47.1 38.7 32.3 39.8 根据国内采用重油延迟焦化加工工艺的同类装置运行数据和生产经验看，本工程推荐采用延迟焦化方案。延迟焦化方案是一种投资较少，工艺成熟的重油轻质化加工工艺。 重油延迟焦化所产油品经加氢后，可做成品燃料油高傲组分。延 3迟焦化蜡油20?的密度0.99g/cm、含硫0.42%(m/m)、含氮、0.62%(m/m)，可作为辽宁佳兴鸿泰石油化工有限公司催化装置的原料。 延迟焦化干气中含有较高的HS组分，考虑到环保要求，在加工2 流程中考虑了处理延迟焦化干气的气体脱硫及硫磺加收装置。 由于本方案延迟焦化所产石油焦为低硫焦，且数量不大，可以考虑出售，如果一时打不开市场，也可作燃料掺入煤中供附近的热电厂使用。 2.4.1.3产品收率 4物料名称 收率wt% 产量10t/a 备 注 11 凝析油 2.05 2.05 干 气 6.95 6.95 溶剂油 15.80 15.80 锅炉燃料油 42.50 42.50 蜡 油 6.20 6.20 石油焦 26.5 26.5 小 计 93 93 2.4.1.4 产品性质 溶剂油、锅炉燃料油 项 目 单位 溶剂油 燃料油 蜡油 3密度(20?) g/cm 0.7490 0.8861 1.0281 凝点 ? / -16 18 实际胶质 mg/100ml 18 478 / C m% 85.16 86.27 88.69 H m% 13.81 11.95 9.03 S m% 0.20 0.31 0.42 N m% 340 1808 0.62 闪点 ? / 95 204 溴价 GBr/100ml 49.0 22.6 / 酸度 mgKOH/100ml 14.9 21.7 0.2 残炭 m% 0.51 0.62 馏程 IP ? 48 214 313 10% ? 81 232 355 30% ? 110 254 369 50% ? 132 277 385 70% ? 149 302 399 90% ? 169 334 431 12 EP ? 185 355 / 2.5 工艺技术方案 2.5.1 焦炭塔直径的选择 焦炭塔是延迟焦化装置的关键设备之一。焦炭塔的大小主要取决于装置的处理能力、原料性质、操作循环比、操作温度及压力、生焦时间等。在原料性质、加工能力确定后，通常根据循环比、操作压力、生焦时间来确定焦炭塔的尺寸。延迟焦化装置的操作压力一般是确定在0.16~0.18MPa(g),低压操作虽然可以提高液收，但装置的投资会增加。生焦时间在国外普遍采用16~18小时，国内大都是24小时，本设计按国内水平仍采用24小时。由上可以看出，对焦炭塔尺寸的确定有调节的主要是循环比。根据重油的特点，由石油化工科学研究院试验确定，该延迟焦化装置的设计采用大循环比，其主要目的是减少质量较差只能作为燃料油的延迟焦化蜡油产率和防止弹丸焦的生产。 根据有关生产经验，装置的循环比为0.8~1.0。本设计对不同的循五比分别计算了焦炭塔的直径，当循环比大于0.9时，特别是循环比为1.0时，焦炭塔的直径采用φ8400，但焦炭塔的高度略有增加。大循环比操作产品分布好，但设备投资大，能耗高。低循环比操作产品分布差，但设备投资少，能耗低。本设计针对循环比为0.8和0.92对应焦炭塔φ8400和φ8800的对比如下。 不同循环比下的产品分布对比数据 循环比0.92 循环比0.8 项目 44收率比0.92 ×10t/a 收率/wt% ×10t/a 13 富气 9.38 9.38 9.0 9.0 溶剂油 16.72 16.72 15.8 15.8 燃料油 43.17 43.17 42.5 42.5 蜡油 3.92 3.92 6.2 6.2 石油焦 26.8 26.8 26.5 26.5 合计 100 100 100 100 4由上表可见循环比由0.92降低到0.8蜡油增加2.27×10t/a， 44溶剂油减少0.92×10t/a，燃料油减少0.67×10t/a。但总液收提高0.68%。 不同循环比下的设备对比数据 循环比 0.9~1.0 项目 规格 重量及 规格 重量及说明 φ8800×φ8400× 焦炭塔 247t/台 235t/台 23000 24500 φ4000×φ4000× 放空塔 95t/台 85t/台 30211 17000 高压水泵 P=30.5MPa P=28.5MPa 高压胶管 P=42MPa P=32MPa 除焦控制阀 P=42MPa P=32MPa 四通阀 DN250 DN250 电动球阀 DN250 气动闸阀 DN300 φ8800焦炭塔国内使用经验较少，相应的材料、水力除焦机械设备还未国产化，使用引进率较高。φ8400焦炭塔国内使用经验较多，相应的材料水力除焦机械设备基本已实现车产化，相对可节省给1000万元投资。 14 综合产品分布和设备投资的比较结果，操作的循环比建设在0.8~0.9之间操作，焦炭塔采用φ8400直径，设备投资少，燃料消耗也减少约3000t/a，可以作到适时投入、适时产出。 2.6 工艺技术特点 a、采用一炉二塔的工艺路线。加热炉采用国内技术先进的双幅射室多火嘴卧管立式炉，并采用双面辐射、多点注汽、双向烧焦等技术。加热炉的炉效率可达90%。加热炉火嘴采用扁平焰、低NOx火嘴，以减少环境污染。 b、分馏塔底油部分换热，控制塔底油温度稳定。 c、采用循环油汽液相错流接触洗涤技术，以减少蜡油焦粉夹带。 d、采用高效的条型浮阀塔板，提高塔分馏的弹性，使之更适合优化分馏塔的操作工况。设燃料油、中段、蜡油和原料重油的换热，尽可能的利用分馏塔的地剩热来加热原料，提高热利用率。同时由于原料和燃料油、中段、蜡油均有换热，便于分馏塔取热比例的调整和换后重油温度的控制。在工艺流程设计中，采用分馏塔内直接换热和馏份油外循环的技术调节循环比。 e、采用一段塔式油吸收的密闭放空技术，减少焦炭塔吹汽对环境的污染，以及污油的回用。 f、设焦炭塔的注消泡剂设施，降低泡沫层高度减少焦粉夹带。为准确焦炭塔的焦炭及泡沫层高度，设置中子料位计，准确确定注入消泡剂的时间。 g、焦炭塔采用无堵焦阀暖塔工艺流程，缩短了焦炭塔的油气预 15 热时间，避免了堵焦阀时预热甩油拿不净，切换四通阀引起突沸问题。 h、加热炉采用空气预热器预热空气，提高炉子的热效率。设加热炉的余热回收系统、加热炉进料量和炉膛温度检测与燃料气控制的“本安型”联锁控制。 i、焦炭塔采用双塔单井架水式除焦方式，节省约20%的钢材。 j、焦炭塔水力除焦系统采用先进的PLC安全自保联锁系统。该技术可以有效实现水力除焦工作的顺利进行和安全操作。 k、延迟焦化富气采用压缩一级吸收脱硫的工艺技术方案，减少富气中轻烃的夹带，以利于脱硫的安全操作。 l、冷焦水处理部分采用罐式隔油分离、旋流离心分离罐和密闭冷却的工艺技术，减少占地和环境污染。 m、切焦水处理部分采用高速离心分离、过滤、罐式贮存等技术，减少占地和环境污染。 n、急冷油采用中段回流油，减少大油气管线的结焦。 2.7主要操作条件 项 目 单位 数 值 备 注 焦炭塔顶压力 MPa(g) 0.17~0.18 循环比 R 0.8~0.9 焦炭塔塔顶温度 ? 440~450 焦炭塔塔底温度 ? 488~495 油气入分馏塔温度 ? 415~420 原料进装置温度 ? 95 加热炉辐射出口温度 ? 496~500 16 分馏塔顶压力 MPa(g) 0.11 塔顶温度 ? ~115 顶循抽出温度 ? ~148 燃料油抽出温度 ? ~235 中段抽出温度 ? ~295 蜡油抽出温度 ? ~340 2.8 工艺流程 2.8.1 延迟焦化部分 延迟焦化原料进入装置界区后，首先经过顶循原料油换热器、燃料油换热器分别与顶循油、燃料油换热至130?左右，通过电脱盐罐脱盐脱水后，然后与延迟焦化柴油换热，入原料油缓冲罐，原料由原料泵抽出，先后经原料中段回流换热器、蜡油原料油换热器后进入分馏塔下段换热区，在此与来自焦炭塔的热油气(415?)接触换热，原料油中蜡油以上重馏份与热油气(415?)中的被冷凝的循环油一起流入塔底，用加热炉进料泵抽出打入加热炉的对流段，流经辐射段被快速升温到500?，然后经四通阀入焦炭塔底部。在换热段上部设喷淋设施，使上升油气与喷淋油错向流动洗涤，以除去焦粉。 循环油和原料油中轻蜡油以上馏份，在焦炭塔内由于高温长停留时间，产生裂解、缩合等一系列反应，最后生成富气、溶剂油馏份、燃料油馏份、蜡油等液体产品和石油焦。焦炭结聚在塔内。高温油气经燃料油馏份急冷后，流入分馏塔换热板下。 从焦炭塔顶流出的热油气入分馏塔换热段，与原料油直接换热后，冷出的循环油落入塔底，其余大量油气升经五层换热板及喷淋油 17 错向流动洗涤后进入集油箱以上分馏段。从下往上分馏出蜡油、燃料油馏份、溶剂油馏份和富气。 分馏塔蜡油集油箱的蜡油由蜡油泵抽出，经蜡油原料换热器，换热后分成二股物流:一股返向分馏塔作集油箱上回流，另一股先后流经蜡油蒸汽发生器、蜡油脱氧水换热器、蜡油软化水换热器。其余又经后冷器冷到80?送出装置，蜡油集油箱下用240?或340?热回流。 中流回流从11层板抽出，由中段回流泵压送后，经中段回流换热器，换热后返回14层板作回流。 燃料油馏份从第17层板由柴油泵抽出，先后经燃料油原料油换热器，再生塔底重沸器，又经燃料油富吸收油换热器，再经燃料油后冷器冷到55?后分为二股;一部分为燃料油馏份出装置去加氢装置进行后续加工，另一部分经吸收燃料油冷却器冷到40?，经燃料油吸收泵打入燃料油吸收塔作为干气吸收剂用。自燃料油吸收塔底返回的富吸收燃料油经与燃料油换热后，作为分馏塔燃料油回流。 为了保证来自系统的脱硫燃料气入加热炉火嘴前不带凝液，燃料气先与分馏塔顶回流经换热器换热，经与燃料气换热或旁路后的顶回流由顶回流泵压送到顶回流空冷器冷却到60?返回到第31层，控制塔顶温度。 塔顶油气经塔顶空冷器，后冷器冷却到40?流入分馏塔顶油气分离罐，溶剂油馏份可由泵送出装置进行后续加工。延迟焦化富气经压缩机入口分液罐后进入富气压缩机。 焦炭塔吹汽、冷焦产生的大量高温蒸汽及少量油气进入接触冷却 18 塔，从顶部打入蜡油馏份，洗涤下油气中的燃料油馏份。塔底重油用泵抽出，送经水箱冷却器冷却后，一部分作为重油段顶回流。控制顶部气相温度180?左右，另一部分在液面控制下送出装置或回炼。重油段顶油气及大量蒸汽直接进入空冷器。重油段增设重沸脱水器，回用装置及焦化厂污油。 当来自焦炭塔的气相温度低时，顶部水蒸汽及少量轻烃经空冷器、后冷器冷到40?进入塔顶气液分离罐，分出的污水由泵送入冷焦水池或作水洗段顶回流，并可送往酸性水汽提单元处理。不凝气排入瓦斯放火矩系统。 本部分相关的工艺流程见附图说明。 2.8.2 压缩吸收脱硫部分 自延迟焦化部分来的富气经离心压缩机升压到1.3MPa，然后经富气冷却器，冷却到60?后，又进入冷却器，冷却到40?进入富气分液罐，分液后的气体进入燃料油吸收塔经燃料油吸收，脱去C组份，5吸收塔顶流出干气去气体脱硫塔，塔底吸收燃料油在塔底液面控制下自压返回分馏塔作回流。 脱硫后干气作炉用燃料气，多余气体并入瓦斯管网。来自再生塔的贫液经贫液富液换热器、贫液冷却器冷却到40?。流入溶剂贮罐，然后用脱硫贫液泵抽出压送经贫液过滤器后进入脱硫塔，另一部分送往硫横回收单元作脱硫溶剂。再生塔顶酸性气经再生塔顶冷凝后气液两相流入再生塔顶回流罐分液，酸性气经压控去硫磺回收单元，酸性冷凝水作再生塔顶洗涤回流用。再生塔底重沸器用燃料油加热。 19 本部分相关的工艺流程见附图说明。 2.9自控水平 2.9.1概述 本设计的主要内容包括延迟焦化部分、压缩吸收部分、气体脱硫部分、高压水泵及水力除焦部分和冷、切焦水处理部分。由于介质具有易燃，易爆，易腐蚀等特点，因此对装置的自动控制水平提出了很高的要求，不仅要求控制系统具有先进性，更应具有安全性和可靠性。 为了满足延迟焦化装置对自动化的要求，自动控制系统将采用具有国际先进水平的分散型控制系统DCS，利用其生动的人机界面和丰富的控制运算功能，对确保装置连续生产的工艺参数均集中在控制室进行控制、指示、记录。对一些操作中变化较大，较重要工艺参数设有超限报警。所有转动设备的启停信号也均送至DCS进行指示。DCS具有显示全面、直观、控制可靠、优质，操作方便、准确，与根据延迟焦化装置特点选用的一次仪表相配合，使全装置能够安全、平稳、长周期、满负荷和高质量的运行，为装置的先进控制、优化控制和信息管理建立基础，并且为全厂实现计算机数据处理和生产管理创造条件。 延迟焦化加热炉是装置的核心设备，为延迟焦化加热炉设置的安全联锁保护系统，能够保证延迟焦化加热炉的安全。安全联锁保护系统安全等级符合TUV和AK6级。 对装置进料、产品、蒸汽、水等经济核算指标按不同要求设有流量累积指示。 20 压缩机及高压水泵的控制及联锁系统随设置成套。 在可能泄漏而聚可燃气体和有毒气体的地方，设有可燃气体浓度报警仪和有毒气体浓度报警仪。 2.9.2 主要控制方案 延迟焦化加热炉出口温度与燃料气以及空气组成双交叉式比率控制。 加热炉辐射段入口设置流量控制，并设置低流量报警及联锁。 为防止炉管局部过热而结焦烧坏炉管，部分炉管管壁设有铠装表面热电偶检测。 在焦炭塔上、中、下部位设置双套料位监测，分别设置中子料位计和表面热电偶，中子料位计可直接显示焦炭塔内的料位，表面热电偶监测焦炭塔表面温度可间接反映塔内料位的变化，以便及时采取措施，防止塔内料位过高。 加热炉设氧化锆分析仪，对加热炉烟气中的O含量进行监测。 2 在所有测量介质为重油的塔和罐的液位一律设置双套远传液位计，增加一次仪表的可靠性。 加热炉注汽管设流量控制。 接触冷却塔顶温度由回流量串级控制，塔底液位由污油外甩量控制。 设置必要的可燃气体和有毒气体报警器，并在DCS上指示报警。 2.9.3 主要仪表选型 2.9.3.1 DCS控制系统 21 DCS控制系统硬件配置 操作站 4台 工程师站 1台 报警打印机 1台 报表打印机 1台 激光打印机 1台 安全联锁保护系统 安全联锁保护系统硬件配置 SOE站 1台 工程师站 1台 事故报警打印机 1台 灯屏及按钮操作台 2台 控制柜、端子柜按安全联锁保护系统I/O点数配置 安全联锁保护系统I/O点数 模拟量输入 20点 数字量输入 60点 数字量输出 40点 控制柜、端子柜、安全栅柜按DCS控制系统I/O点数配置 DCS控制系统I/O点数 检测回路 控制回路 模拟量输入 196点 模拟量输入 112点 热电偶输入 220点 热电偶输入 36点 脉冲量输入 12点 脉冲量输入 176点 数字量输入 150点 数字量输入 20点 2.9.3.2现场仪表 温度仪表、压力仪表、流量仪表、液位仪表、就地液位分析仪表、 调节阀、安全栅。 加热炉设置氧含量分析仪。 22 安全栅选用齐纳式安全栅。 2.9.3.4控制室 本次设计设置一个控制室，共两层，每一层面积为27×15(m),下层分别设有控制室、机柜室、工程师室、UPS室及空调机室等，上层设置必要的办公设施和控制室的其它辅助设施。 2.9.3.5 仪表供电 仪表用电由一套380VAC 50HZ 30KW不间断电源为DCS、联锁保护系统及其它仪表供电，另一套为24VDC冗余电源，容量为3KW，为需24VDC外供电的仪表供电。 2.9.3.6仪表供风。 3仪表供风采用净化风，其压力>0.5MPa，用风量为150m/h。 2.9.3.7主要仪表清单 内 容 数 量 备 注 分散型控制系统(DCS) 1套 安全联锁系统 1套 双金属温度计 238支 热电偶 236支 压力表 312支 压力开关 14台 玻璃板液位计 55台 浮筒、浮球淤位变送器 10台 简易雷达液位计 7台 质量流量计 6台 电磁流量计 2台 超声波流量计 1台 23 热导流量计 4台 孔板 118套 变送器 278台 插入式氧化锆分析仪 4台 单、双座(笼式)调节阀 97套 两位式快速切断阀 35套 角阀 10套 三角阀 5套 蝶阀 11套 气动长行程执行机械 20套 自立式调节阀 20套 ASCO电磁阀 38套 可燃气体浓度报警器 16台 S浓度报警器 8台 H2 仪表盘、柜 3套 空气过滤器减压阀 172 电/气转换器 18 阀限位开关 16 自动灌隔离液系统 1套 冗余24V直流电源箱 2台 电源分配器 3台 安全栅 700台 隔离器 20台 中子料位计 6点/套 气动压力变送器 2台 3.主要设备选择 3.1加热炉部分 本装置加热炉采用国内先进技术。由于循环比在0.8—0.9之间， 24 所以加热炉负荷较大，为满足加热炉辐射段高冷油流速、短停留时间及炉膛热强度温度分布的均匀性要求，要本装置加热炉拟采用一台双面辐射加热炉。 本加热炉部分包括一台延迟焦化加热炉和一套烟气余热回收系统。 3.2延迟焦化炉 a、本炉采用水平管双面辐射箱式炉炉型。 b、由于本装置延迟焦化加热炉进料为环烷酸含量较高的重油，为此其对流炉管的材质选用ASTM A213 TP316L。 c、辐射段采用双面辐射，炉管的材质拟选用ASTM A335 P9。每管程分别设备多个管壁热电偶，以监测正常操作或烧焦时的管壁温度，以防浇坏炉管，增加加热炉操作的安全性。 d、燃料器采用低NO型扁平焰气体燃烧器。 e、为减少炉壁散热损失，提高加热炉热效率，该炉辐射室侧墙、端墙及炉顶均采用耐火纤维制品衬里结构，对流室及烟囱衬里采用BQJ型轻质浇注料。 3.3烟气余热回收系统 a、为回收高温烟气的余热，采用一套余热回收系统，采用热管式空气预热器。换热后的冷烟气排入大气;换热后的热空气进入炉底风道供燃烧器燃烧使用。 b、通、引风机的电机采用变频，以节省操作费用。 c、加热炉系统的总体热效率可达90%。 25 d、对流出口烟气温度，通风机、引风机等各主要控制点均进行联锁控制，事故状态时或报警、或紧急停车，保证装置的安全操作。 3.4机械部分 3.4.1概述 本设计采用有井架水力除焦方式，配备二套水力除焦机械设备，并共用一套水力除焦程序控制系统。设计中本着既满足生产要求又节约投资的原则，采用国产设备。 水力除焦原理及过程简述如下:由高压水泵来的高压水，经管线引至焦炭塔顶平台操作室，再由四条支管分别引至井架中部平台，经高压胶管、风动水龙头、钻杆，最后从水力钻孔切焦器喷嘴喷出，射在焦炭塔内的焦层上，利用高压水射流的轴心动压力和总打击力，使塔内焦层破碎、脱落，实现水力除焦。脱落的焦炭和水的混合物经斜溜槽流入储焦池内，由抓斗吊车进行倒焦，以及将焦炭抓装到火车或卡车上，运出装置。由于本装置处理的是渣油，焦炭塔直径达到8.4m，单位生焦量每日达到766t。为了满足生产和储焦的要求，储焦池容 3积暂按1000m考虑;另外为了满足倒焦和装车的特殊要求，设计中选用两台防爆桥式抓斗起重机。 另外，装置中配置一台富气压缩机组，用于将延迟焦化富气升压。考虑到全厂汽电平衡特殊要求，压缩机采用防爆型高压同步电机驱动。暂不用变频调速控制。该机组主要包括:压缩机主机、主电机、增速箱、联合底座、润滑油系统、仪表控制系统、中间气体冷却器、中间气液分离器和其他辅助设备等。 26 3.4.2主要设备 序号 内 容 数量 1 电动液压塔底盖装卸机 1台 2 风动水龙头 2台 3 钻机绞车 2台 4 自动水力钻孔切焦器 2台 5 钻杆 2根 6 固定滑轮组 2台 7 游动滑轮组 2台 8 防爆电动四通阀 1个 9 防爆电梯 1台 10 除焦水控制阀及水力除焦控制系统 1套 11 高压胶管 2根 12 高压除焦水泵 2台 13 球型隔离阀 2台 14 防爆型抓斗起重机 2台 15 富气压缩机组 1套 3.4.3设备部分 3.4.3.1焦炭塔 焦炭塔2台，直径φ8400mm，塔体材料采用15CrMoR。此材料已在上海石化φ8400mm焦炭塔上首次运用，已运行多年，并已通过专家技术鉴定。目前国内多家焦化厂采用此钢板制造焦炭塔。根据原料含硫量<1%，环烷酸在高温下腐蚀性很小，可不选用不锈钢复合格。 3.5.3.2延迟焦化分馏塔 分馏塔是延迟焦化产品分离的关键设备，分馏塔采用φ4200/ φ4400mm塔径，塔内设31层条形浮阀，8层换热挡板。塔体材质为 27 20R+316L复合板，塔内件材质采用316L。 3.4.3.2设备防腐 延迟焦化装置所炼重油为低凝环烷酸油，酸值高达12.8mgKOH/g，会对设备产生高酸腐蚀环烷酸为有机酸，腐蚀能力受温度影响。220?以下环烷酸不发生腐蚀，以后随温度上升腐蚀逐渐增加，在270--280?腐蚀最大，温度再提高腐蚀又下降。到350?附近腐蚀又急骤增加，400?以上就没有腐蚀了。此时，渣油中环烷酸基本气化完毕，气流中酸性物浓度下降。针对本装置的腐蚀情况，现对设备防腐进行说明。 A、塔类 焦炭塔:由于操作温度在440--488?之间，环烷酸腐蚀性很小，可不选用不锈钢复合板，仅按疲劳容器选用15CrMoR。 延迟焦化分馏塔:由于操作温度在115--420?之间，覆盖两个环烷酸腐蚀剧烈的区域，因此必须选用不锈钢复合板，壳体材质为16MnR+316L，塔内件材质全部采用316L。 接触冷却塔:由于操作温度在370--420?之间，环烷酸腐蚀性较小，可不选用不锈钢复合板，壳体采用碳钢20R即可。 B、容器 容器材质全部采用碳钢。 C、冷换设备 冷换设备中的中回原料油换热器和蜡油原料油换热器壳体、管箱采用16MnR+316L，其他设备采用碳钢，并根据需要在壳程和/或管程 28 采用防腐涂料或渗铝措施。 D、空冷器 空冷器中的分馏塔顶回流冷却器管入口插入厚0.7mm，L=250mm钛套管。 3.4.4装置设备表 装置设备表见下表所示。 29 工艺设备表(塔、容器、反应器类) 金属重量(kg) 操作条件 序数量保温(备压力 编号 名 称 材质 操作介质 规格及内部结构 温度 号 (台) 注) 总重 合金钢重 (Mpa) (?) (G) 一 塔类 C-1101/1重油，焦炭油0.18/0.2φ8400×24500(切)复合硅酸1 焦炭塔 2 15CrMoR 230000×2 440/448 -2 气，水 5 整体热处理 盐保温 φ4200×φ4400× 延迟焦化分231000.13/0.248500(切)31层条复合硅酸2 C-1102 1 重油，油气蒸汽 250/420 馏塔 0 0 阀，8层换热板，喷盐保温 淋器 其中 复合板壳体 16MnR+316L 149000 不锈钢内件 316L 45000 φ4000×17000(切) 112000.12/0.2复合硅酸3 C-1103 接触冷却塔 1 20R 油气，蒸汽 370/420 换热档板14层，有 0 5 盐保温 加热盘管 辽宁省石油化工规划设计院 30 Q235-A 其中 渗铝内件 14000 (渗铝) φ1400×19140×4 C-1201 燃料吸收塔 1 20R 14466 燃料油，溶剂油 42/52 1.15/1.4 1618层浮阀塔盘，岩棉保温 整体热处理 其中 不锈钢内件 0Cr18Ni10Ti 2002 5 C-1202 延迟焦化 1 26000 干气 45/50 22层浮阀 岩棉保温 其中 复合板壳体 18000 不锈钢内件 3500 23 辽宁省石油化工规划设计院 31 工艺设备表(塔、容器、反应器类) 金属重量(kg) 操作条件 序数量保温(备压力 编号 名 称 材质 操作介质 规格及内部结构 温度 号 (台) 注) 总重 合金钢重 (Mpa) (?) (G) φ1800×32740× 酸性气，脱硫富 6 C-1203 溶剂再生塔 1 27000 16200 122/143 0.08/0.2 (10+3)28层浮阀塔岩棉保温 溶剂 盘 其中 复合板壳体 20R+0CAl 5400 不锈钢内件 Ocr18Ni10Ti 二 容器类 原料油缓冲0.18/0.2φ3200×26240×141 D-1101 1 20R 29811 重油 180/200 岩棉保温 罐 5 (立) 分馏塔顶气φ3800×9500(卧) 2 D-1102 1 20R 23200 溶剂油，瓦斯 40/60 0.05/0.2 岩棉保温 液分离罐 整体热处理 D-1104/1燃料气分液20000.45/0.6φ1200×4440×3 2 20R 瓦斯 130/155 岩棉保温 -2 罐 ×2 5 10(立)有加热盘管 辽宁省石油化工规划设计院 32 φ2200×7208×4 D-1105 封油罐 1 Q235-B 6666 蜡油 80/95 常压 岩棉保温 14(卧)有加热盘管 接触冷却分φ3000×8500(切)5 D-1106 1 Q235-B 17000 蒸汽，瓦气，水 40/60 0.04/0.2 岩棉保温 离罐 (卧) φ2200×8500(切)微孔硅酸6 D-1108 甩油罐 1 20R 12000 重油 350/385 0.16/0.3 (卧) 盐保温 3.5Mpa蒸φ1400×2400(切)微孔硅酸7 D-1109 1 15CrMoR 4500 蒸汽，水 360/420 3.5/3.8 汽分水器 (立)整体热处理 盐保温 φ1000×3283×8微孔硅酸8 D-1110 烧焦罐 1 Q235-B 883 烟气，水 150/250 常压 (立) 盐保温 辽宁省石油化工规划设计院 33 3.5消耗指标 3.5.1延迟焦化部分 序号 名称 单位 数值 1 循环水 t/h 280 2 软化水 t/h 0.5 3 脱氧水 t/h 15.0 4 新鲜水 t/h 2.0 5 电 1996 6 蒸汽 P=3.5Mpa t/h 2.4 P=1.0Mpa t/h -9.25 7 凝结水 t/h -2.5 38 氮气 M/h 60 39 非净化风 M/h 240 310 燃料气 M/h 3312 311 仪表风 M/h 240 注:表内数据均为连续值; 3.5.2压缩吸收脱硫部分 序号 名称 单位 数值 1 循环水 t/h 445 2 电 6000V KW 1550 380V KW 352.4 33 氮气 M/h 30 34 净化 M/h 30 35 非净化 M/h 60 6 蒸汽 t/h 6.5 辽宁省石油化工规划设计院 35 3.5.3装置能耗 4序号 项目 能耗指标 消耗量 ×10Kj/h 一 延迟焦化部分 1 新鲜水 7536kJ/t 2t/h 1.51 2 循环水 4187kJ/t 280t/h 117.23 3 软化水 10467kJ/t 1.5 t/h 0.523 4 脱氧水 385186kJ/t 15.0 t/h 577.8 5 电 12560kJ/t 1996kw 2506.98 6 1.35Mpa蒸汽 3181968kJ/t 5.75 t/h 1829.63 7 1.35Mpa蒸汽 3181968kJ/t (-15.0 t/h) (-4772.95) 38 燃料气 41868kJ/t 3312m/h 13866.68 39 净化风 1675kJ/t 240m/h 40.20 310 非净化风 1256kJ/t 240m/h 30.14 11 3.5Mpa蒸汽 3634384kJ/t 2.4 t/h 872.25 小计 19842.9 二 压缩吸收脱硫部分 1 循环水 4187kJ/t 445 t/h 186.32 2 电 12560kJ/t 1962.4kw 2389.41 333 净化风 1675kJ/m 60 m/h 10.05 334 非净化风 1256 kJ/m 30 m/h 3.768 5 1.35Mpa蒸汽(消) 3181968 kJ/t 6.5 t/h 2068.3 小计 2589.55 41 延迟焦化部分单位能 ×10kJ/t 126.64 4耗 ×10kCal/t 30.25 42 压缩吸收脱硫部分单 ×10kJ/t 21.76 4位能耗 ×10kCal/t 5.20 43 全装置单位能耗 ×10kJ/t 148.40 辽宁省石油化工规划设计院 36 4kCal/t 35.45 ×10 3.5.4能耗分析 如何节省燃料消耗、电消耗和蒸汽消耗成为延迟焦化节能的关键。 3.5.4.1主要节能措施 A、提高重油的换热终温，增加分馏塔重油轻组分的闪蒸量，降低加热炉的热负荷，节省燃料用量。 B、加热炉采用高效空气预热器，降低排烟温度，提高炉子的热效率。 C、优化换热流程，利用分馏塔的过剩热量加热渣油和产生蒸汽。 D、选择合适的机泵和适宜的采用变频电机，降低能耗。 E、优化操作条件，节省蒸汽的消耗量，主要是应减少焦炭塔的吹气量、加热炉注气量、阀门汽封用气量和蒸汽往复泵的用气量。燃料油做再生塔底重沸器的热源。 F、采用高效换热器提高换热效果。 3.6装置“三废”排放 3火炬放空最大量:16000Kg/h?12000Nm/h 含硫污水:4.8t/h(正常);18t/h(最大);含油污水:4--5 t/h 含盐污水:--15 t/h)由脱盐注水采用污水汽提净化水) 3.7装置平面布置及定员 3.7.1装置平面布置 43100×10t/a延迟焦化装置占地面积为228×100=22800m。 根据装置设施的内容和功能，装置的平面布置采用流程式布置、按功能分区。装置用东西走向的两条检修通道将装置划分为三个部分，检修通道的设置既满足设施检修的要求又满足消防的要求。 辽宁省石油化工规划设计院 37 延迟焦化炉、分馏部分等内容布置在装置的中部;焦炭塔、接触冷却部分、切焦水部分、冷焦水部分、储焦系统等内容布置在装置的东部，并与厂区外公路相邻;装置的西部用一条南北走向主管廊将装置西部分成南区和北区，南区布置装置所需要的办公室、主控室、高低压配电间、电脱盐部分、吸收稳定及脱硫部分的塔区，北区布置装置的冷换框架、容器、压缩机室等;机泵布置在管廊和框架下方的泵房内，空冷器布置在框架和管廊的上方。 本装置属于甲类生产装置，主要火灾危险介质为甲类可燃气体和甲B类可燃液体。装置布置符合《石油化工企业防火规范》(,,,,,,,,,,)(,,,,年版)的规定。 3.7.2定员 总定员为500人,实行四班三倒制,每班125人(含硫磺回收、制氢加氢装置装置的定员)。 装置定员 序号 项目 工作制 人数 备注 每班人数 总人数 1 车间主任(正、付) 2 2 工艺工程师 2 第二节3000t/a硫磺回收装置 4.1概述 本装置包括制硫、尾气处理及液硫成型三部分。制硫采用高温燃烧及改良Claus两段催化转化工艺，尾气处理采用还原吸收工艺。 装置规模为3000t/a，实际能力为2600t/a。年开工时数为8400h。 4.1.1原料 酸性气:0.35 t/a 4.1.2产品 辽宁省石油化工规划设计院 38 硫磺:0.26 t/a 4.1.3设备概况 设备总台数:51台(套)。其中:塔3台，加热炉2台，转化器3台，冷换13台，容器14台，风机4台，泵12台，成型设备1套。 4.1.4公用工程消耗及能耗指标 循环水 83.5t/h 除盐水 1.55t/h 电 171.7KW 蒸汽(1.0Mpa) —1.14t/h(自产) (0.35Mpa) —0.33t/h(自产) (0.35Mpa) 0.85t/h 燃料气 20kg/h 每吨硫磺产品能耗: 4341.75MJ 4.1.5三废 4.1.5.1废气 废气为烟道气，排量为1.05t/h，排放方式为连续，通过80m烟囱排向大气。烟道气的组成如下: 组成 %(V) O 2.0 2 N 75.4 2 CO 15.6 2 3SO 254ppm(745mg/m) 2 HO 7.0 2 4.1.5.2废渣 废渣为废催化剂，排放量为3.5t/次(三年一次)，废催化剂送 辽宁省石油化工规划设计院 39 厂外填埋场进行深埋处理。 4.1.6装置占地 2 装置占地面积:25×60=1500m 4.1.7装置定员 本装置定员为16人，由辽宁佳兴鸿泰石油化工有限公司内部调配，本项目不增加新定员。 4.2原材料和产品规格 4.2.1原材料来源及性质 本装置原料为上游延迟焦化装置来的富HS酸性气，酸性气流量2 和组成如下。 延迟焦化酸性气:温度40?，压力0.06MPa。 组份 HS HO CO 烃 合计 222 %(V) 85.0 5.0 7.5 2.5 100.0 Kmol/h 9.45 0.56 0.83 0.28 11.12 4.2.2催化剂及溶剂 a、CT6—4B(Claus催化剂) 型号 CT6—4B 多观 红褐色φ4—φ6小球 2比表面(m/g) ?200 磨损率(%) ?0.6 压碎强度(N/颗) ?150 堆积密度(kg/l) 0.75—0.85 b、LS—300(Claus催化剂) 型号 LS—300 颜色和形状 白色球形 辽宁省石油化工规划设计院 40 外形尺寸 φ4~φ6 2比表面(m/g) >300 平均压碎强度(N/颗) ?150 堆积密度(kg/L) 0.65~0.72 磨损率(%) <0.3 比孔容(mL/g) >0.4 ALO含量 >92.0 23 c、CT6—5B(加氢催化剂) 多观 φ4—φ6灰兰色小球 压碎强度(N/颗) ?120 堆积密度(kg/L) 0.85~0.95 2比表面积(m/g) ?180 <30nm孔容(Ml/g) ?0.19 d、LS—951(加氢催化剂) 颜色和形状 兰灰色二叶草条形 外形尺寸 φ3,5,20 氧化钴含量%(m/m) 2.5,3.0 三氧化钼含量%(m/m) 10,11 2比表面积(m/g) ?200 比孔容 ?0.40 堆积密度(kg/l) 0.60,0.70 平均压碎强度(N/cm) ?160 e、溶剂 型号 CT8—5 颜色 淡黄色透明液体 辽宁省石油化工规划设计院 41 MDEA含量%(m/m) ?90.0 20密度(d) 1.04,1.09 4 PH值 9,11.5 2运动粘度(mm/s) ?210 凝固点(?) <,30 溶解性 与水完全互溶 4.2.3产品规格 硫磺的国家标准(GB2449—92)指标见下表: 质量指标 项目 试验方法 一级品 二级品 三级品 硫含量，%(m)不小于 99(9 99(5 98(5 GB2451 酸度(以HSO)不大于 0(005 0(01 0(03 GB2454 24计 有机物，%(m)不大于 0(05 0(30 0(80 GB2455 灰分，%(m)不大于 0(04 0(20 0(40 GB2453 砷，%(m)不大于 0(001 0(02 0(05 GB2456 铁，%(m)不大于 0(003 0(005 — GB2457 水分，%(m)不大于 0(10 0(50 1(0 GB2452 100目筛余物(孔径0.49mm),% — GB2458 不大于 200目筛余物(孔径0.074mm),% 0(5 1(0 — GB2458 不大于 机械杂质 无 目测 本装置产品硫磺为国标一级品 4.3生产规模 根据全厂物料平衡，硫磺回收装置规模为3000t/a，实际产量为2600t/a。年开工时数为8400h。 产品为固体硫磺。 辽宁省石油化工规划设计院 42 4.4工艺技术路线选择 4.4.1国内外硫回收工艺技术概况 在西欧和北美的工业发达国家里，同于工业化较早，环境保护立法亦较早且实施日趋严格，因此硫回收技术的开发较早和应用较为普遍。早在1870年英国化学家C.F.Claus发明了从含HS的酸性气体中回2 收硫的工艺技术，并于1883年获得了专利，此方法称作Claus法。它是将酸性和一定量的空气导入一催化反应器内，HS直接氧化而生2 成硫磺。但由于反应放热量高，只能在低空速下才能控制反应温度，因而生产效率低，阻碍了该方法在工业上得到应用。直至1938年德国法本公司(IG.Frbenindustrie)对Claus硫回收法进行重大改革，推出改良Claus法后，该法才在工业上得到应用。自20世纪30年代改良Claus法实现工业化以来，经过半个多世纪的努力，Claus法硫回收工艺日臻完善。在工艺方面，发展了直流法、分流法、直接氧化法、硫循环法流程，一般采用一段高温氧化炉，两级、三级或四级低温转化器，可以加工含硫化氢5%—100%的各种酸性气体。在催化剂以及加有助剂的专门用途的催化剂。在自控仪表应用方面、自70年代美国杜邦公司开发成功HS/SO在线比值分析仪以来，大型硫回收22 装置采用计算机控制优化操作，大大提高了装置的效率和硫回收率。另外，在材料和防腐技术的改善等方面也取得了很大发展。 采用改良Claus法从酸性回收元素硫时，由于Claus反应是可逆的，受到化学平衡的限制，即使采用4级转化器，总硫回收率也只能到98%—99%，有1%—2%的硫化物要排到大气。承受装置规模大型化，SO的污染也越来越重，为减少环境污染，科研工作者经反复试验陆2 续推出了一系列的尾气处理工艺。自20世纪60年代尾气处理工艺问世以来，国外开发并实现工业化的工艺有数十种，按其化学原理可分 辽宁省石油化工规划设计院 43 为三大类;尾气加氢还原吸收工艺;低温Claus工艺;HS直接选择2氧化工艺。 a、 尾气加氢还原吸收工艺 尾气加氢还原吸收工艺是通过加氢反应将尾气中的SO、S还原 2X为HS;COS、CS水解为HS。然后采用胺法选择吸收尾气中的HS，富2222液经再生(汽提)放出酸性气，酸性气则返回Claus部分。该工艺的特点有:硫回收率高(?99.8%)的感早放气净化度高(尾气中硫化 3物含量<960g/m)，符合GB16297—1996 环保规定。加氢工艺主要有:Shell公司的SCOT工艺;Parsons公司的BSR/MDEA工艺;NIGI公司的HCR工艺;KTI公司的RAR工艺等。 b、 低温Claus工艺 低温Claus硫回收(变称亚露点法)工艺是指在低于硫露点的条件下尾气中的HS和SO继续进行Claus反应生成元素硫。这类工艺一般22 是在常规Claus装置之后再配置2—3个低温转化器，反应温度一般控制在130?左右，由于反应温度低，反应平衡向生成硫的方向移动，因而可提高硫的转化率。生成的液硫会沉积在催化剂上，故转化器需周期再生，切换使用。该工艺的特点有:总硫回收率低(98.5%— 399.5%);排化气净化度低(尾气中硫化物含量>1500mg/m);投资低;操作费用低。低温Claus工艺主要有:IFP公司的Clauspol工艺等。 c、 HS直接选择氧化工艺 2 直接氧化工艺是将尾气(或贫酸性气)中的HS直接氧气生成硫2 酸的方法。该工作特点是选择了低温下高活性催化剂，在此催化剂的作用下，尾气中HS直接氧化生成硫磺。该工艺的优缺点与低温Claus2 基本相同。HS直接选择氧化工艺主要有:Parsons公司的BSR/Seletox2 工艺和BSR/Hi—Activity工艺;Comprimo公司的SuperClaus工艺; 辽宁省石油化工规划设计院 44 Linde公司的Clinsulf工艺等。 三大类尾气处理工艺的比较 名称 低温Claus 还原吸收 直接氧化 基本原理 采用高活性催化在催化剂作用下，S在催尾气中的H2 剂，在低于硫露点Claus尾气中的化剂作用下直接 温度下进行ClausSO和元素硫还原氧化为元素硫。 2 反应，生成元素为HS，而COS和2 硫。 CS水解为HS。然22 后，HS被胺液吸2 收。 总硫回收率 98.5%~99.5% ?99.8% 98.5%~99.5% 尾气中硫化物含>1500ppm <300PPm >1500ppm 量投资费(相当于30%~40 180%~200 30%~40 两级常规Claus费 用操作费) 低 % 高 % 低 % 我国Claus法硫回收生产起于20世纪60年代中期，20世纪80年代起，国内大部分焦化厂都建成了自己的硫回收装置。但这些装置 4规模小(1×10t/a以下的占80%)。大部分装置没有尾气处理部分，加上催化剂活性低，因此装置硫回收率低(85%)左右)，SO排放浓2度高，造成环境污染加重。进入20世纪90年代后，加工进口高硫原油量的增加，加上环保立法日趋严格，特别是GB16297-1996环保法规的强制性实施，给大型焦化厂，特别是给加工高硫原油的大型焦化厂带来很大压力。为了贯彻国家环保局下发的GB16297-1996环保法规，沿海(江)加工高硫重油的焦化厂先后从国外引进了一大批回收先进技术涵盖6种工艺技术。见下表: 国内引进装置一览表 序建厂地点 气源 专利技术 装置规回收率% 投产日 辽宁省石油化工规划设计院 45 4t/a 期 号 模10 1 川东天然气净化油田气 SCOT 7.5 99.8 1980 厂 2 川西北天然气净油田气 MCRC 1.5 99.0 1990 化厂 3 镇海炼化公司 炼厂气 MCRC 3.0 99.0 1996 4 大连西太平洋石炼厂气 Clauspol-300 10.0 99.5 1997 化公司 5 镇海炼化公司 炼厂气 SCOT 7.0 99.8 1999 6 茂名石化公司 炼厂气 RAR 2*6.0 99.8 2000 7 广州石化总厂 炼厂气 SCOT 2.0 99.8 1999 8 安庆石化总厂 炼厂气 SuperClaus 2.0 99.0 1999 9 金陵石化公司 炼厂气 RAR 4.0 99.8 2000 10 扬子石化公司 炼厂气 Sulfreen 1.4 98.5 1990 11 上海金山石化公炼厂气 Sulfreen 0.75 98.5 1995 司 另外，我国硫回收催化剂有了自己的合成氧化铝催化剂系列，如齐鲁石化公司研究究院开发的LS系列硫回收催化剂和四川石油管理局天然院开发的CT6系统硫回收催化剂等。 4.5工艺技术方案的选择 本装置规模为年产硫磺3000t/a，在国内属小型硫回收装置。为满足国家环保局制定的《大气污染物综合排放标准GB16297-1996》的要求，本可研推荐本装置由制硫部分和尾气处理部分两部分组成。 4.5.1制硫部分 根据酸性气中HS浓度较高(>50%)，推荐采用改良Claus直流2 法(亦称部分燃烧法)硫回收工艺，全部酸性气进燃烧炉，按烃类完全燃烧且1/3的HS生成SO控制进入主燃烧风量。其流程设置为一22 辽宁省石油化工规划设计院 46 段高温硫回收加两段低温催化硫回收，该部分硫回收率为93%--95%，主燃烧炉废热锅炉及焚烧炉废热锅炉产生1.0Mpa的水蒸汽，该蒸汽除自用外剩余部分送到全厂蒸汽管网，硫冷凝器产生0.35Mpa的水蒸汽，该蒸汽全部用于本装置设备和管线的保温和伴热。一转和二转入口过程气升温采用电加热，与其它过程气升温方法相比，电加热的特点是流程简单，投资适中，调节灵活，操作弹性大，不影响总硫转化率。 4.5.2尾气处理部分 尾气处理部分推荐采用还原吸收工艺。该工艺的特点是工艺成熟，它广泛用于石油和天然气工业;尾气净化度高，排往大气的排放物中有害杂质的含量完全符合GB16297—1996的要求。为达到加氢还原所需要的反应温度，Claus尾气要由三冷后的160?升至280--300?。在以往的工艺中通常采用加热炉或气/气换热等措施，要珂研推荐电加热器。电加热的好处是控制简单，处理介质单纯，安全性好。 4.5.3溶剂选择 焦化厂气脱硫广泛采用醇胺类液体脱硫剂。从20世纪30年代起主要应用单乙醇胺(MEA)、二乙醇胺(DEA)，到50年代的二异丙醇胺(DIPA)，80年代开始使用甲基二乙醇胺(MDEA)，目前又普遍采用复配型MDEA溶剂。从上述溶剂对HS吸收的选择性来看，从前到2 后逐渐升高。溶剂循环量和蒸汽消耗量则逐渐降低。鉴于尾气处理部分吸收塔进料气中CO/HS比值高，而吸收塔压力低(接近常压)，为22 了节约投资和降低能耗，因此推荐采用复配型MDEA溶剂。 4.6物料平衡 4.6.1物料平衡 辽宁省石油化工规划设计院 47 4t/a 项目 物料名称 Kg/h T/d 10 酸性气 413 9.91 0.3469 空气 1156 27.74 0.9710 进料 燃料气 20 0.48 0.0168 合计 1589 38.13 1.3527 硫磺 309 7.42 0.2600 烟道气 1050 25.19 0.8995 出料 酸性水 230 5.52 0.1932 合计 1589 38.13 1.3527 4.6.2主要技术指标 总硫回收率:99.9% 3SO排放浓度745mg/m 2 SO排放量0.62kg/h 2 4.7装置工艺流程 来自延迟焦化装置的酸性气进酸性气分液罐分液，凝液流入酸性液压送罐，用N间断地压送至污水汽提装置。 2 脱除凝液后的酸性气进入主燃烧炉，按烃类完全燃烧且1/3的HS生成SO控制进入主燃烧风量。在主燃烧炉内，HS氧化生成元素222 硫，反应式如下:1/3HS+1/2 O?1/3SO+1/3 HO+Q;2/3HS+1/3 SO222222?1/XS+2/3 HO+Q.燃烧反应后的高温过程气进入主燃烧炉废热锅X2 炉，在主燃烧炉废热锅炉中，采用发生1.0Mpa水蒸汽达到回收反应余热并降低过程所温度的双重目的。过程气温度降至350?进入第一硫冷凝器。 在第一硫冷凝器中，采用发生低压水蒸汽(0.35Mpa)达到回收反应余热并降低过程气温度的双重目的，降温的目的是为了分出反应生成的无素硫，当过程气温度降至160?并分出元素硫后，为保证反 辽宁省石油化工规划设计院 48 应能正常进行，分出无素硫的过程气进入第一在线加热器。第一硫冷凝器分出的液硫进入硫封罐。过程气在第一在线加热器经电加热升温至240?后进入一级转化器，在催化剂的作用下HS与SO继续发生22Claus反应生成硫磺，反应式如下:2HS+ SO?3/XS +2HO+Q。反应22X2后过程气温度上升到316?，出一级转化器进入第二硫冷凝器。 在第二硫冷凝器中，采用发生低压水蒸汽(0.35Mpa)达到回收反应余热并降低过程气温度的双重目的，降温的目的是为了分出反应生成的元素硫，当过程气温度降至160?并分出元素硫后，为保证反应能正常进行，分出元素硫的过程气进入第二在线加热器。第二硫冷凝器分液硫进入硫封罐。过程气在第二在线加热器加热升温至220?进入二级转化器，在催化剂的作用下HS与SO继续发生Claus反应22 生成硫磺反应式如下:2HS+ SO?3/XS +2HO+Q。反应后过程气温度22X2 上升到238?出二级转化器进入第三硫冷凝器。 在第三硫冷凝器中，采用发生低压水蒸汽(0.35Mpa)达到回收反应余热降低过程气温度的双重目的，降温的目的是为了分出反应生成的无素硫，当过程气温度降至160?并分出元素硫后进入扑集器。自第三冷凝器和扑集发液硫进入硫封罐。自扑集器出来的Claus尾气进加氢还原部分。 来自制硫部分的Claus尾气经电加热器升温至280?后进入加氢反器，在Co-Mo催化剂的作用下，尾气中的SO和元素硫发生还原反2 应生成HS，反应式如下:SO+3H?HS+2HO+Q;S+8H?8HS+Q。而22222822与此同时，尾气中的COS和CS通过水解基本上完全转化为HS，反应22式如下:COS+ HO?HS+CO+ Q。CS+2HO?2HS+ CO+ Q。由于加氢2222222 反应为放热反应，出反应器的尾气温度升至316?。 高温尾气进入急冷塔的下部，采用冷却水降温。冷却水自塔上部 辽宁省石油化工规划设计院 49 进入，与尾气逆流接触，尾气被冷却的同时，其中含有的水蒸所被冷凝。冷却水由塔底部抽出，温度约66?，经急冷水循环泵升压后，大部分水冷冷至40?后返回急冷塔顶，少部分则送往污水汽提装置。急冷塔塔顶层气经冷却降温至40?进入吸收塔底部，与塔顶进入的30%的醇胺溶液(富液)从塔底流出，富醇胺液经富液泵升压并与贫胺液换热后从塔顶进入溶剂再生塔。从吸收塔塔顶流出的含HS<200ppm的净化尾气进入尾气焚烧炉。 2 尾气在焚烧炉中有燃料和过量空气的存在下，经过700?高温的充分燃烧后，全部的硫化氢和元素硫都变为二氧化硫。700?的高温尾气经焚烧炉废热锅炉回收能量后降至350?，最后经过烟囱排如大气。 进入溶剂再生塔顶的富溶剂，通过精密分馏塔底流出贫溶剂，贫溶剂经泵升压在与富溶剂换热，最后经水冷后进入吸收塔上部。再生塔顶部出来的酸性气经冷凝、冷却后至回流罐，气相为酸性气，则返回上游制硫部分，凝析液经回流泵升压作再生塔回流。 液硫经硫封罐自流到液硫池。池内设有蒸汽加热器，池内部有脱气泵的作用下分出的含微量HS的气体经蒸汽喷射器抽送至尾气焚烧2 炉。液硫用液硫泵输送泵抽送至液硫成型部分。 4.8自动控制水平 4.8.1概述 4本装置是回收100×10t/a延迟焦化装置所产生酸性气体中的硫化氢，制取硫磺产品，并对废气进行焚烧，以达到保护环境之目的。 本设计内容主要包括硫磺回收部分、尾气处理部分和硫磺成型部分。 由于介质具有有毒、易腐蚀等特点，因此对装置的自动控制水平 辽宁省石油化工规划设计院 50 提出了较高的要求，不仅要求控制系统具有先进性，更应具有安全性和可靠性。 4.8.2自动控制水平 a、为了满足硫磺装置对自动化的要求，自动控制系统将采用具有国际先进水平的分散型控制系统DCS，利用其生动的人机界面和丰富的控制运算功能，对确保装置连续生产的工艺参数均集中在控制室进行控制、指示、记录。对一些操作中变化较大，较重工艺参数设有越限报警。所有转动设备的启停信号也均送至DCS进行指示，并且为全厂实现计算机处理和生产管理创造条件。 b、酸性气燃烧炉是装置的核心设备，为此，炉设置了安全连锁保护系统，能够保证该炉的安全。 c、对装置进料、产品、蒸汽、水等介质按不同要求设有流量累积指示。 d、在可能泄露而聚集可燃气体和有毒气体的地方，没有可燃气体浓度报警仪和有毒气体浓度报警仪。 e、主要仪表选型: (1)DCS控制系统: DCS控制系统硬件配置: 操作站: 2台 报警打印机: 1台 报表打印机: 1台 控制柜、端子柜、安全栅柜按DCS控制系统I/O点数装 置DCS控制系统 (2)温度仪表、压力仪表、流量仪表、液位仪表、变送器、调节阀、分析仪表、安全栅 辽宁省石油化工规划设计院 51 4.8.3控制室 4 本装置控制室与100x10t/a延迟焦化装置控制室共用。不另新设。 4.8.4仪表供电 仪表用电由一套220VAC 50HZ 8KW不间断电源为DCS、联锁保护系统及其它仪表供电，另一套为24VCD冗余电源，容量为2KW，为需24VDC外供电的仪表供电。 4.8.5仪表供风 3 仪表供风采用净化风，其压力为>0.5MPa，用风量为40Nm/h。 4.9装置平面布置 辽宁佳兴鸿泰石油化工有限公司3000t/a硫磺回收装置用地 2460x25=1500m。根据100x10t/a延迟焦化装置用地情况，与3000t/a硫磺回收装置布置在一个界区内，构成一个联合装置，共用地为 2229500m。 3000t/a硫磺回收装置内设置构架区、管廊区和仓库区(包括成型)仓库区布置在临近道路便用硫磺产品的装车操作。 本布置可以充分满足现行有关规定、规范、检修和消防的要求。 4.10主要设备选择 4.10.1设备部分 硫磺回收装置共有静设备:(1)转换器3台(一体);(2)冷换设备13台;(3)容器14台;(4)塔3台。冷换设备包括废热锅炉、加热器和冷凝器共9台，主体材质均为碳钢，其中第一硫冷凝器、第二冷凝器及第三冷凝器为一体设备。容器类设备共14台，材质均为碳钢。塔体为复合钢板。 4.10.2根据工艺流程要求，本装置共设两台加热炉，一台为主燃烧 辽宁省石油化工规划设计院 52 炉，另一台为尾气焚烧炉。设备特点如下: (1)主燃烧炉 本炉采用圆筒形卧式结构，在燃烧室内将酸性气体中的HS燃烧2成水和硫，并产生部分SO。 2 (2)尾气焚烧炉 本炉采用圆筒形卧式结构，被加热介质为尾气，同于尾气中HS2和SO的含量较少，需配备一定量的外供燃料和空气将其焚烧。 2 (3)燃烧器 因炉燃烧产物的品质，直接影响到最终产品的品质，拟采用进口燃烧器。 (4)燃烧后的高温产物，经一系列的工艺处理和余热锅炉的能量回收后，其烟气经烟囱排入大气。 (5)炉膛内设有一道带方格的花墙，以使得经燃烧器喷出的气体通过花墙混全的更均匀。 (6)炉壳体为碳钢，内衬耐火砖及隔热材料，用鞍型支座支撑。 (7)炉体设置热电偶及测压管及监测操作，以保证正常运行。 4.10.3机械部分 根据总的物料平衡，本装置硫磺成型能力为3000t/a。本部分主要由滴落式钢带硫磺造粒机、定量装袋机、缝袋机、输送机、装运叉车等组成。 滴落式钢带硫磺造粒机安装在二层楼上。液硫经液硫泵送至滴落式钢带硫磺造粒机，液硫经造粒机给料器滴落在造粒机不锈钢带上，经冷却成固体粒状，在滴落式钢带硫磺造粒机尾部剥落进入定量装袋机装袋，装好粒状硫磺的纺织袋，经输送机送到缝袋封口后，用叉车运到堆放地。 辽宁省石油化工规划设计院 53 硫磺仓库的储存量为10d的硫磺产量(约80t)。硫磺仓库的占 2地约18x26=468m。 4.10.4装置设备表 (1)反应炉 操作条件 序 数 规 格 压力 温度 设备名称 操作介质 (mm) 号 量 MPa ? 1 主燃烧炉 1 φ1800x3600 0.050 1300 酸性气、空气 尾气、空气 2 尾气焚烧炉 1 φ1600x4000 0.006 700 燃烧气 (2)塔类 操作条件 序 数 规 格 压力 温度 设备名称 操作介质 (mm) 号 量 MPa ? 1 急冷塔 1 φ2000x17000 0.015 350 尾气、急冷水 2 吸收塔 1 φ600x17000 0.008 45 尾气、胺液 3 再生塔 1 φ600x25000 0.080 121 酸性气、胺液 (3)冷换 操作条件 序 数 规 格 操作介压力 温度 设备名称 备 注 (mm) 质 号 量 MPa ? 主燃烧炉 管:0.040 1300 过程1 1 φ1000x5800 废热锅炉 壳:1.000 180 气 辽宁省石油化工规划设计院 54 水蒸 汽 一转入口加热过程2 1 30kw 0.035 260 电加热 器 气 二转入口加热过程3 1 22kw 0.038 210 电加热 器 气 过程 管:0.040 350 气 4 第一硫冷凝器 1 壳:0.350 147 水蒸 汽 过程 管:0.035 320 气 5 第二硫冷凝器 1 壳:0.350 147 水蒸 汽 过程 管:0.030 230 气 6 第三硫冷凝器 1 壳:0.130 124 水蒸 汽 过程7 尾气加热器 1 43kw 0.03 300 电加热 气 尾 焚烧炉 管:0.006 700 气 8 1 φ1000x4600 废热锅炉 壳:1.000 180 水蒸 汽 循环 BES600-1.6-8 管:0.400 40 水 9 急冷水冷却器 1 5-6/25-4 壳:0.700 70 急冷 水 10 贫富液换热器 1 AES500-1.6-5 管:0.700 90 富 辽宁省石油化工规划设计院 55 5-6/25-2 壳:0.700 121 液 贫 液 循环 AES400-1.6-1 管:0.400 40 水 11 贫液冷却器 1 5-3/25-4 壳:0.700 70 贫 液 循环 再物塔顶 AES400-1.6-1 管:0.400 40 水 12 1 冷凝器 5-3/25-4 壳:0.070 110 酸性 气 水蒸 再生塔度 AES400-1.6-1 管:0.350 147 汽 13 1 重沸器 5-3/25-4 壳:0.080 121 胺 液 (4)容器 操作条件 序 数 设备名称 设备规格 操作介质 压力 温度 号 量 Mpa ? 1 酸性气分液罐 1 φ1400×3500 0.06 40 酸性气 2 酸性水压送罐 1 φ800×2000 0.5 40 酸性气、氮气 3 燃料气分液罐 1 φ800×2000 0.5 30 燃料气 4 排污罐 1 φ1000×3000 常压 100 污水 5 净化空气罐 1 φ800×2000 0.5 40 空气 6 非净化空气罐 1 φ1000×3000 0.5 40 空气 7 硫封罐 4 φ6300/30φ×300 0.01 155 液硫 8 液硫池 1 2000×2500×3000 常压 150 液硫 9 扑集器 1 φ600/φ700×3500 0.025 155 液硫、尾气 10 胺液罐 2 φ1600×5000 常压 70 胺气 辽宁省石油化工规划设计院 56 11 烟囱 1 φ600/φ800×80000 常压 常温 烟道气 (5)鼓风机 数量 操作条件 入口 轴功 序 风员机型电机 操 备 入口 出口 名称 流量 率 号 号 功率 作 用 温压力 3m/min KW 度? KW D20-81-71 燃烧炉鼓风机 1 1 20 30 0.074 32.7 45kw 5 D15-41-318.52 焚烧炉鼓风机 1 1 15 30 0.028 10.8 0 KW (6)机泵 轴功电机功数量 序操作 温度 扬程 名称 流量 率 率 号 介质 ? m 操作 备用 KW (KW) 1 液硫输送泵 1 1 液硫 3.27 150 34 4.2 5.5 2 液硫脱气泵 1 1 液硫 3.27 150 34 4.2 5.5 3 急冷水泵 1 1 酸性水 11 68 78 5.5 7.5 4 贫液泵 1 1 贫胺液 5.7 121 85 4.3 5.5 5 富液泵 1 1 富胺液 5.4 46 86 4.4 5.5 6 再生塔回流泵 1 1 酸性水 0.5 40 55 0.4 0.75 (7)成型机械 单重 总重 设备名称 数量 材料 备注 (kg) (kg) 滴落式钢带硫磺造粒 1 组合件 4000 4000 机 定量装袋机 1 组合件 800 800 辽宁省石油化工规划设计院 57 输送机 1 组合件 640 640 缝袋机 1 组合件 30 30 料斗 1 Ocrl9Ni9 约400 约400 引风机 1 Ocrl9Ni9 叉车 2 组合件 4.11电气部分 4.11.2. 用电负荷 6kV动力 380V动力 小计 照明 年用电量 用电设备 需要容量 需要容量 需要容量 备注 kW kW kW kW kW 6低压电机 120 120 1.02×10 19台 6照 明 20 20 0.08×10 6合 计 40 1.1×10 19台 4.11.3装置区环境特征 本装置区大部分场所属于粉尘易燃易爆危险区域，配电间以外的大部分电气设备均应选用相应防爆等级的防爆电气设备。 装置区内工作接地、保护接地、防雷防静电接地采用公共接地网，接地电阻不大于4欧姆。 4.11.4节能措施 采用节能电机、节能灯具、照明节能控制器 4.12 给排水部分 4.12.1系统划分 给排水系统划分根据工艺专业所提水量和装置周围给排水管网现状，系统划分如下: 新鲜水管道、循环冷水管道、压力循环热水管道、含油污水管道、稳高压消防给水管道 辽宁省石油化工规划设计院 58 (1) 计量 为节约用水，尽量减少新鲜水用量，实行用水计量。新鲜水管道进装置入口处设协置切断阀及计量设施;循环冷水管道进装置处设置切断阀及计量设施。含油污水出装置前计量井。 (2) 消防 选用通过国家级消防产品质量监督检测中心检验合格的产品. 本装置内消防水系统按稳高压消防给水系统设置，装置外须设置环状消防给水管网及消火栓。装置消防用水量150l/s，火灾延续供水时间为3h。 装置内沿道路边设置消防给水管道及地上式消水栓，炉内及管廊下均设置箱式消火栓。 室内外设置足够数量的手提式灭火器或推车式灭器，以扑灭装置初期火灾。 自流排水管道出装置前均设置水封井。 含油污水管道干管最高处设通气管。 4.13 电信部分 行政电话、调度电话、火灾报警电话及信号系统、无线对讲电话及火灾报警线路。 4.13.1 火灾报警电话及信号系统 火灾报警采用二种形式: (1)采用行政电话专用号“119”报警，凡设有行政电话分机的用户均可报警。 (2)火灾报警信号报警 控制室、配电间内设光电感烟探测器，仓库内设防爆光电感烟探测器，装置区及成型设手动报警按钮，控制室内设火灾报警控制器。 辽宁省石油化工规划设计院 59 当发生火警时，报警信号送到设在控制室内的火灾报警控制室内。 (3)无线对讲电话 为解决装置开工、检修及巡回检查人员与控制室内操作人员之间的联系，设2台无线对讲电话。 4.14 气象、地震烈度等自然条件: 4.14.1 气象条件 温度:极端最高气温 39? 极端最低气温 -28.2? 年平均气温 8.4? 夏季最热月平均气温 24.5? 冬季最冷月平均气温 -15.7? 湿度:年最热月平均相对湿度 82% 年最冷月平均相对湿度 54% 年平均相对湿度 70.5% 气压:年平均气压 1016.22毫巴 最高气压 1046.1毫巴 风速:最大(地面上10米处)风速 25.7米/秒 平均风速 4.6米/秒 主导风向:夏季 西南南 冬季 东北北 降雨量:年平均降雨量 622.1毫米 日最大降雨量 142.2毫米 小时最大降雨量 47.8毫米 一次暴雨持续时间 2天 十分钟最大降雨量 22.8毫米 辽宁省石油化工规划设计院 60 暴雨强度: 0.72Q=[1689(1+0.7711SP)]/(T+8) P:重现期 T:地面积水时间、分钟 降雨量: 22 雪荷载 343.23N/M(35kg/m) 最大降雪厚度 150毫米 土壤冻结深度 110厘米 4.14.2 地震烈度 拟建的厂区地震烈度均为7度(麦卡里) 4.15 设计原则 建筑设计要考虑石油化工的生产特点，满足防火、防暴等要求，合理地采用新技术、新结构、新材料，新建筑物应注意与周围环境的协调统一。 4.15.1 设计范围 2 本装置内新建一幢建筑物，建筑面积为576m(轴线面积)。具体内容详见下表: 火灾危建筑物 序号 名 称 险 耐 备 注 性分类 火等级 局部二层,一层建筑面积为 硫磺造粒机221 乙 二 468m二层为108m,钢筋混凝土,框 房及仓库 架结构 4.15.2 总图部分 总图运输设计范围为装置边界线以内的竖向、道路及排雨水等设计。 辽宁省石油化工规划设计院 61 4.15.3 竖向布置排雨水 3000t/a硫磺回收装置内的自然地面较为平坦，南高北低，西高东低，为满足工艺设计要求，并结合自然地情况，本装置竖向设计采用连续平坡式竖向布置形式。东西方向、南北方向坡度增为0.3%。场地清洁雨水排至装置外原有排水沟内。 4.15.4绿化 考虑在仓库等建筑物周围适当布置绿化场地，种植灌、花卉和敷 2设草坪。绿化面积约为100m。 4.16.消耗指标与能耗 4.16.1.用水量 给水，t/h 排水，t/h 序使用地点或 备注 新鲜循环 除盐循环 含油 含硫 含盐号 用途 水 冷水 水 热水 污水 污水 污水 1 燃烧炉鼓风机 2.0 2.0 2 燃烧炉鼓风机 1.0 1.0 3 燃烧炉废锅 0.96 0.05 4 焚烧炉废锅 0.24 0.01 5 硫冷凝器 0.35 0.02 间断 6 酸性气分液罐 0.5 最大 间断 7 燃料气分液罐 0.5 最大 8 排污罐 0.5 0.5 间断 9 成型 20.0 20.0 最大 10 急冷水冷却器 45.0 45.0 11 贫液冷却器 13.5 13.5 12 再生塔冷凝器 11.5 11.5 辽宁省石油化工规划设计院 62 13 急冷 塔废水 0.23 间断14 生活用水 1.0 1.0 最大 * 0.73 0.58 合计 1.0 93.5 1.55 93.0 1.5 4.16.2耗电量 设备台数 设备容量，KW 备注年序轴功率 使用地点或用途 电压 开工时号 KW 操作 备用 操作 备用 数 1 燃烧炉鼓风机 380 1 1 45 45 32.7 8400 2 焚烧炉鼓风机 380 1 1 18.5 18.5 10.8 8400 3 液硫输送泵 380 1 1 5.5 5.5 4.2 4000 4 液硫脱气泵 380 1 1 5.5 5.5 4.2 8400 5 急冷水泵 380 1 1 7.5 7.5 5.5 8400 6 贫液泵 380 1 1 5.5 5.5 4.3 8400 7 富液泵 380 1 1 5.5 5.5 4.4 8400 8 再生塔顶回流泵 380 1 1 0.75 0.75 0.4 8400 9 一转入口加热器 380 1 0 30 0 30 8400 10 二转入口加热器 380 1 0 22 0 22 8400 11 尾气加热器 380 1 0 43 0 43 8400 2× 12 烧嘴点火器 380 2 0 0 2× 100 1.5 13 成型 380 6 4000 14 照明 220 20 4000 合计 13 8 197 94 188 4.16.3蒸气耗量 水蒸气，t/h 序号 使用地点或用途 凝结水(t/h) 1.0Mpa(g) 0.35Mpa(g) 1 燃烧炉废热锅炉 -0.91 2 焚烧炉废热锅炉 -0.23 辽宁省石油化工规划设计院 63 3 硫冷凝器 -0.33 4 再生塔重沸器 0.50 5 拌热及其它 0.35 合计 -1.14 0.52 注:(一)代表自产蒸气 4.16.4燃料气消耗 序号 使用地点和用途 用量，kg/h 备用 1 主燃料炉 正常使用 2 尾气燃烧炉 20 合 计 20 4.16.5 催化剂和化学药剂 序年用量预期寿命 名 称 型号或规格 一次装入量 号 (t) (年) 1 制硫催化剂 CT6-4B/LS-300 3.5 2 加氢催化剂 CT6-5B/LS-951 1.8 3 3 液氨(瓶装) 一瓶 3 44 溶剂 MDEA(<90%) 0.45 4.5 4.16.6能耗计算 序小时耗量 能耗指标 能耗 项 目 号 单位 数量 单位 数量 MJ 1 循环水 t 83.5 MJ/t 4.19 349.87 2 除盐水 t 1.55 MJ/t 385.19 597.04 3 1.0Mpa蒸气 t -1.14 MJ/t 3852 -4391.28 4 0.35Mpa蒸气 t 0.52 MJ/t 3684 1915.68 5 电 Kw 171.7 MJ/kwh 11.84 2032.93 6 燃料气 t 0.02 MJ/t 41868 837.36 辽宁省石油化工规划设计院 64 7 合计 1341.60 单位能耗:1341.60/0.309,4341.75 MJ/t硫磺。 4.17劳动定员 本装置劳动定员共20人。 注:本人员编制是根据中国石化“石油化工生产装置设计定员暂行规定”(试行)SHSG-51-98进行编制的，同时也考虑了装置的特点，参考了同类装置的人员编制。 4.18建筑及结构部分 4.18.1 建筑部分 建筑物一览表 建筑面火灾危建筑物 序 名 称 积 险 耐 备 注 号 2m 性分类 火等级 主控室位于一层，其建 2筑面积为396m。高低 主控室、办公室 1 2052 丁、西 二 压配电间建筑面积为 及高低压配电间 21260m，电缆夹层层高 2.5m。 2 气压机厂房 432 甲B 二 两层，钢结构，封闭式 单层，层高6.0m,钢结3 高压水泵房 192 戊 二 构。 单层，层高4.5m，钢4 泵房(一) 576 甲B 二 结构 单层，层高4.5m，钢5 泵房(二) 160 甲B 二 结构 单层，层高4.5m，钢6 泵房(三) 240 甲B 二 结构 4.18.2 结构部分 辽宁省石油化工规划设计院 65 建构筑物的结构设计遵循安全、适用、经济、耐久的原则，合理选择结构形式。本设计遵守现行国家、行业标准、规范的有关规定。 据《建筑抗震设计规范》(GB 50011-2001),本区地震动峰值加速度为0.10g，设计地震第一组，地震基本烈度为7度。 4.18.3构筑物部分 4.18.3.1主要构筑物 主要构筑物一筑表 构筑 序号 平面尺寸与层数 结构 单位 数量 物 构架 1 48m×10m二层 钢结构桩基 座 1 -1 构架 2 48m×12m二层 钢结构桩基 座 1 -2 构架48m×12m局部 3 钢结构桩基 座 1 -3 18m×12m三层 构架 4 12m×12m二层 钢结构桩基 座 1 -4 构架 5 18m×8.7m二层 钢结构桩基 座 1 -5 构架 6 12m×8.7m二层 钢结构桩基 座 1 -6 构架 7 18m×8.7m二层 钢结构桩基 座 1 -7 焦炭 井架为钢结构，塔框架为 8 塔 36m×9m 座 1 现浇钢筋砼结构、桩基 框架 贮焦 9 91m×22.5m 现浇钢盘砼结构 座 1 池 辽宁省石油化工规划设计院 66 沉淀 10 21m×22.5m 现浇钢盘砼结构 座 1 池 露天 133m×31.5m 钢桁架吊车梁预制钢盘混 11 座 1 栈桥 轨顶14m 凝土柱，桩基 加热 18.61m× 12 炉基钢筋砼结构 座 1 18.488m 础 4.19消防 选用通过国家级消防产品质量监督检测中心检验合格产品。 3本装置内消防水系统按稳高压消防给水系统用水量300m/s，火灾延续供水时间为3h。 装置内沿道路边设置消防给水管道及地上式消火栓，炉区及压缩机房旁、管廊下均设置箱式消火栓;适当当位置设置水炮。 装置内高于15m的框架平台需设消防给水竖管室内处设置足够数量的手提式灭火器或推车式灭火器，以扑灭初期火灭。 自流排水管道出装置前均设置水封井。 含油污水管道干管高处设通气管。 4.20环境现状 辽宁佳兴鸿泰石油化工有限公司所处区域现有大气环境现状如下: 项目 SO NO TSP 22 3年均浓度(mg/m) 0.02 0.022 0.29 4.21主要污染源和污染物 4.21.1废水 本装置排放的废水按水质分为含油污水、含硫污水、含盐污水、生活污水及清净废水等。装置排放的废水情况见下表。 废水种类 排放量t/h 排放规律 主要污染物 去向 辽宁省石油化工规划设计院 67 含硫 1 间断 油、COD/硫化物 酸性水汽提 含油 0( 5 间断 油、COD 污水处理厂 含盐 2 间断 盐、油 生产废水系统 生活 1 间断 悬浮物、BOD 污水处理厂 4.21.2废气 在生产中产生的废气主要为有组织排放和无组织排放气两类。有组织排放以燃烧废气为主，主要来自以油或燃料气为燃料的加热炉，其主要污染物是SO2、NO和TSP。无组织排放起来自装置加工设备泄漏，其主要污染物是烃类。本装置废气排放见下表。 排放规 装置名称 废气种类 排放量kg/h 主要污染物 去向 律 焚烧炉烟 硫磺回收 1572 连续 SO50kg/h 大气 2 气 4.22环境保护措施 4.22.1废气处理 焚烧炉使用脱硫燃料，其烟筒设置足够的高度，使烟气的排放符合国家《大气污染物综合排放标准》二级标准的要求。 4.22.2环境影响分析 本装置生产出溶剂油馏份、燃料油馏份等燃料组分，可为企业带来较大的经济效益。生产规模的扩大，使生产中污染物的排放有不同程度的增加。在设计中采取了相应的控制措施，如含硫污水经集中后进污水汽提装置和硫磺回收装置进行后续的加工。通过后续加工，可有效的控制SO的排放，使得对污染物的排放控制满足国家规定的排2 放标准，不会改变该地区环境的质量等级。环境影响的定量分析有待本项目环境影响报告做出。 4.23环保投资 辽宁省石油化工规划设计院 68 本项目环保投资根据《石油化工企业环境保护设计规范》计算。本装置所需要的环保专项投资费用为1980万元。 4.24危险因素分析 4.24.1火灾、爆炸的危险 本生产装置属甲类火灾危险甲类装置。生产中的原料、产品、半成品及副产品，绝大多数为可燃性气体或液体，从渣油的输入、到装置加工、直至产品的输出，均有发生火灾的危险。 装置生产过程中产生的主要危险物料的性质及火灾危险性见下表。 物料爆炸危险类别 爆炸极闪点? 自然火灾危危险程最高允种类 限V% 点? 险类别 度分析 许浓度 组别 类别 硫 / / 下限 207 255 乙 / / 生产装置的火灾危险性类别见下表 装置名称 公称规模(t/a) 火灾危险分类 备注 硫磺回收 3000 甲 新建 4.25主要防范措施 4.25.1 防火防爆 4.25.1.1 危险物料的安全控制 对危险物料的安全控制是防火防爆最有效的措施之一。本装置设计为密闭系统，易燃易爆和可燃的物料在操作条件下置于密闭的设备和管道中，各个连接处采用可靠的密封措施，危险物料始终处于安全控制中。对生产装置中可能超压的塔、容器等设备设置安全阀，并与火矩系统连通。 生产装置自动控制采用先进、可靠的DCS控制系统对全装置集中控制、管理。装置中的重要工艺参数均集中在控制室DCS中指示、自动调节及趋势记录，并对一些中重要的操作参数设置越限报警，以确 辽宁省石油化工规划设计院 69 保装置安全平稳操作 生产装置的大部分设备露天布置，保证良好的通风条件。在易积聚可燃气体处设置可燃气体浓度报警器，并把信号引至主控室报警。 4.25.1.2 安全距离 厂区总平面布置及装置区内平面布置，执行《石油化工企业设计防火规范》GB50160-92(1999版)。 4.25.1.3 电气防爆 生产装置、罐区的爆炸危险区域划分执行《爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范》(GB50058-92)执行。危险区域的各类电气设备均选用相应防爆等级的产品。电缆敷设及配电间的设计均考虑防火、防爆的要求。 装置内及罐区均按《建筑物防雷及设计规范》GB50057-94和《工业与民用电力装置的接地设计规范》(试行)GBJ65-83的规定，设防雷击、防静电系统。 为了将突然停电引发事故的危险降至最低，供电系统采用双电源供电方式。 4.25.1.4 构、建筑物防火 装置内各建筑物的防火安全设计，执行《石油化工企业设计防火规范》GB50160-92(1999版)。根据各建筑物的功能、所处位置确定相应的耐火等级，并按国家标准要求。对需要做耐火保护的承重框架、支架、裙座、管架均按规范要求进行耐火保护。建筑物的泄压通过使用轻型墙板以及设计足够大的开窗面积实现。 4.25.1.5 消防 在装置区内，消防水是最为有效的火灾控制手段。当发生火灾时，用水对相邻构筑物及设备进行冷却，直到切断可燃物料，火灾熄灭; 辽宁省石油化工规划设计院 70 防止火势的进一步漫延，将损失减至最小。 装置及罐区外设置环状消防给水管网及消火栓。 装置内沿道路边设置消防给水管道及地上式消火栓，装置内泵区、塔区、管架下部、焚烧炉附近等处设置箱式消火栓;在高于15m的框架平台，沿梯子设置消防竖管或消防箱;对于高大框架和设备群的甲类设备，设消防水炮对其保护。装置内按规范要求设固定或半固定的蒸汽灭火系统。 室内外设置足够数量的手提式灭火器或推车式灭火器，以扑灭装置内的初期火灾。 自流排水管出装置前均设置水封井。含油污水管道干管最高处设通气管。 厂内火灾采用行政电话专用号报警，装置区设置手动火灾报警按钮。 4.25.1.6 防尘毒伤害 含硫化氢气体和含硫污水，经气体脱硫和含硫污水汽提处理，最后以气体的形式脱出。脱出的硫化氢气体在硫磺回收装置全部转化为硫磺。整个处理过程全部密闭进行，各装置工作环境中的硫化氢气体 3浓度低于10mg/m。为防止硫化氢气体泄漏，除采取必要的密封措施外，在物料中有硫化氢泄露可能的部位设置硫化氢气体报警器，硫化氢检测仪的信号同时显示在检测仪和控制室内。装置内根据情况设防毒面具和空气呼吸器。 4.26 劳动安全卫生 本项目劳动安全卫生投资主要包括:装置安全控制及紧急停车控制系统，可燃气体与硫气氢气体报警系统、火灾报警系统、安全泄压系统、消防设施、防毒、防腐蚀伤害、防尘及通风设施、噪声控制设 辽宁省石油化工规划设计院 71 施、隔热防烫措施、防雷防静电接地设施。 第三节 制氢装置 5制氢装置工艺 5.1工艺技术选择 以轻质烃类为原料制取工业氢，国内外均认为蒸汽转化法为最佳方案，目前已积累了许多成功的工程设计和操作经验。洛阳石化工程公司开发的低能耗蒸汽转化制氢技术具有投资省、能耗低、操作可靠性高、灵活性高等优点。 轻质烃类蒸汽转化制氢装置根据配套的净化工艺不同，主要可分为两种流程，即化学净化法(常规净化法)和变压吸附净化法(PSA净化法)。其流程组成如下: ?化学净化法(常规净化法)工艺流程由原料加压、脱硫、轻质烃类水蒸汽转化、中温变换、低温变换、热钾碱法脱二氧化碳、甲烷化、余热回收以及碱液配制系统组成。 ?变压吸附净化法(PSA净化法)工艺流程由原料加压、钴钼加氢及氧化锌脱硫、轻烃水蒸汽转化、中温变换、PSA净化、余热回收等部分组成。 国内早期建设的制氢装置采用化学净化法。两种流程在国内均已有成功的操作经验。两种净化法流程工艺特点见表4.3.1。 表5-1两种制氢工艺特点比较表 序号 项目 化学净化法 PSA法(国产) 1 工业氢纯度(mol%) >96 >99 2 流程情况 较复杂 较简单 3 原料耗量 1.0 1.40-1.50 4 燃料耗量 1.0 -0.4 5 综合能耗 1.0 0.85 辽宁省石油化工规划设计院 72 6 工程投资 1.0 1.05-1.1 7 供氢压力(MPa) 1.3 2.4 从表5-1中可以看出，化学净化法流程具有原料消耗低，工程投资低的优点，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，有利于降低新氢压缩机的功耗。尤其是由于近期PSA技术进步(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。 两种净化方法的对比取决于原料和燃料价格及技术经济比较结果，根据本装置原料采用本工程项目中DCC装置干气为原料的实际情况，决定本制氢装置采用变压吸附净化气工艺。 5.2主要操作条件 ?加氢反应器 入口温度? 380 出口温度? 370 入口压力MPa(abs)3.4 出口压力MPa(abs) 3.37 加氢催化剂装置m3 7.0 ?脱硫反应器 入口温度? 370 出口温度? 360 入口压力MPa(abs) 3.37 出口压力MPa(abs) 3.34 催化剂装置m3 8.5×2 辽宁省石油化工规划设计院 73 ?转化炉辐射段 入口温度? 500 出口温度? 840 入口压力MPa(abs) 3.15 出口压力MPa(abs) 2.9 碳空速h-1 900 水碳化mlo/mol 3.5 3催化剂装置m 8.5 ?中温变换反应器 入口温度? 360 出口温度? 470 入口压力MPa(abs) 2.88 出口压力MPa(abs) 2.85 -1空速(干)h 2035 催化剂装置m3 16 ?PSA单元操作条件 入口温度? 40 入口压力MPa(abs) 3.37 5.3装置工艺流程及物料平衡 5.3.1烃类蒸汽转化 原料气由装置外进入本装置原料气缓冲罐，压缩后进入原料气脱硫部分。 进入脱硫部分的原料气经原料气预热炉预热至380?，进入加氢反应器进行加氢脱硫反应，使有机硫转化为无机硫后进入氧化锌脱硫反应器脱除硫化氢。经过脱硫精制后的气体硫含量小于0.2ppm，进 辽宁省石油化工规划设计院 74 入转化部分。 经脱硫精制后的原料气按水碳比3.5 与3.5MPa水蒸汽混合，再经转化炉对流段预热至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。整个反应过程是吸热的，所需热量由分布在转化炉顶部的气体燃料烧嘴提供，出转化炉840?高温转化气经转化气蒸汽发生器换热后，温度降至360?。 蒸汽转化反应过程是受热力学限制的，为满足高温转化反应的工艺要求，提高转化率，降低转化气中的甲烷含量，必须维持较高的转化气出口温度，以降低原料消耗。近年来随着各种性能优良的新型耐高温炉管的出现，转化反应的操作温度也呈上升趋势。如果转化反应的操作温度由820?提高到840?，制氢装置的氢气成本约降低3%-4%，能耗约降低3%-4%。可见，提高转化温度是制氢装置节能降耗的最有效手段。 但是过高的反应压力和温度又给转化炉的机械设计造成根本困难，影响全装置的经济性。因此，应综合考虑。 据调查，在同样采用HP炉管的情况下，国外转化炉出口的设计温度已达860?-870?，而国内转化炉出口的设计温度仅为820?。因此，完全有理由可以将转化炉的出口温度设计到840?，已进一步降低制氢装置的氢气成本，进一步提高国内制氢技术水平。本装置转化炉出口温度拟设计为840?。 水碳比的降低将使转化炉的热负荷降低，燃料耗量降低，外输3.5MPa蒸汽增加，有利于降低氢气成本。 在转化催化剂方面，拟选用齐鲁化工研究院研制的Z412W/Z413W天然气转化催化剂，该催化剂更适合于天然气水蒸汽的转化工艺。该催化剂具备耐高温性能好，稳定性好，价格低，并具有一定的抗积碳 辽宁省石油化工规划设计院 75 能力。 根据我国转化炉管和催化剂性能水平，综合考虑原材料消耗，催化剂寿命，装置投资等因素，对转化炉的操作条件选择为:转化出口压力2.9MPa(abc);转化出口840?，水碳比3.5。 5.3.2一氧化碳变换 控制好水蒸汽与原料气的比值(水碳比)，是转化炉操作的关键，水碳比过高不仅浪费水蒸汽，而且增加转化炉的热负荷，水碳比过低会引起催化剂积碳，使催化剂失活，甚至造成生产事故。为此从安全生产与节能两方面综合考虑，采用蒸汽量、原料量的比值调节系统，则可在生产过程稳定时，要求水碳比操作值处于低限，而在原料量流动时要求配入适当过量的蒸汽。 变压吸附近控制:包括顺序控制、优化控制、程控调节、联锁、管理以及专家事故诊断功能。 ?主要安全联锁系统 a. 转化炉自动安全联锁系统 影响转化炉正常生产的主要参数有:水碳比过低，炉膛压力过高， 燃料气压力过低，预热空气压力过低，中压汽包液位过低，鼓风 机停机，引风机停机等。上述联锁信号若放在自动联锁位置，则 其中任何一个动作都会导致转化炉自动停炉。将进转化炉的工艺 蒸汽，脱硫原料气，主、次燃料气调节阀切断，而将氮气阀打开 (蒸汽阀延时半小时关闭，而后氮气阀手动打开)，则转化炉就 会安全停炉。如果不放在自动位置，上述参数超限时预报警，不 自动联锁，但通过人工处理达到正常，若经人工处理仍达不到正 常，则再启动紧急手动开关使转化炉停炉。 b.原料气压缩机控制联锁。 辽宁省石油化工规划设计院 76 c.变压吸附单元控制联锁。 5.3.3主要设备选择 5.3.3.1转化炉 ?转化炉炉型选择 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，侧烧炉只局限使用燃料气及汽化后的石脑油和液化石油气，而顶烧炉因烧嘴形式众多，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。 ?顶烧炉炉型特点 a.最适合转化反应的要求。 b.有利于延长炉管的使用寿命。 c.辐射效率高，燃料消耗少 d.烧嘴种类众种，燃料的适应性强。 辽宁省石油化工规划设计院 77 e.烧嘴数量少，易于操作。 f.操作弹性大 g.对流段设置于地面上，与侧烧炉对流段设置在辐射段顶部相比，对流段的安装和检修都较为方便，汽包安装高度亦大大降低。 h.由于顶炉烧火嘴较少，便于采用空气预热器，空气经对流段低温热预热后进入火嘴助燃，可节省燃料消耗。 k.顶烧炉因火嘴集中、能量大、数量少，更适合于燃料低热值的SPA脱附气。 ?转化炉管的选择 转化炉管是在高温高压下工作的，所以对材料要求比较苛刻。 目前国内已有四川化机厂、广东华利合金炉管厂、烟台玛努尔合金炉管厂以及兰州石化总厂机械厂等厂家能生产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。目前，国产炉管已在国内新建制氢装置，合成氨以及甲醇装置中得到广泛使用。使用效果较好。 5.3.3.2反应器 反应器全部采用热壁结构，简体采用低铬钼钢材质。 5.3.3.3冷换设备 ?转化气蒸汽发生器 转化气蒸汽发生器采用卧式烟道式结构，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。 ?其它换热设备由于操作条件较苛刻，并考虑酸性水对设备的腐蚀，非定型换热器壳体采用碳钢，换热管采用不锈钢管。 5.3.3.4中变气分水器 辽宁省石油化工规划设计院 78 中变气分水器采用离心分水结构，和一般分水器相比可节省投资 60%。 5.3.3.5压缩机 原料气压缩机采用往复式压缩机。 5.3.3.6主要设备汇总 造气部分主要工艺设备见表 造气部分加热炉见表 造气部分压缩机见表 ,,,部分主要设备见表 气部分主要工艺设备 辽宁省石油化工规划设计院 79 辽宁省石油化工规划设计院 80 辽宁省石油化工规划设计院 81 5.4装置界区内的公用工程设施 装置界区内的公用工程主要是余热回收即蒸汽发生系统。 来自装置外的脱盐水经脱盐水预热器后来自酸性水气提塔的净化水混合进入除氧器。除氧水一部分经低压锅炉给水泵升压后进入低压汽包，大部分经中压锅炉给水泵升压后，再经锅炉给水第一预热器和锅炉给水第二次预热后进入中压汽包。 锅炉水通过自然循环的方式分别经过转化炉对流段的产汽段、水保护段及转化气蒸发生器产生中压蒸汽。所产生的中压蒸汽在转化炉 辽宁省石油化工规划设计院 82 对流段中的蒸汽过热段过热至440?后一部分蒸汽作为工艺蒸汽使用;另一部分进入全厂中压蒸汽管网。 低压汽包产生的0.4MPa蒸汽，一小部分蒸汽供酸性水汽提塔作为汽提蒸汽;大部分低压蒸汽送出装置作为全厂统一平衡使用。 5.5装置“三废”排放 装置的主要污染源及污染物见表。 辽宁省石油化工规划设计院 83 三废在装置内的治理及预期效果: ?治理措施 a. 废气治理 ?装置原料加热炉、转化炉使用的燃料为自产气，含硫量较低，降低SO的排放量。 2 ?酸性水汽提塔采用蒸汽汽提，水汽高点放空(主要含CO) 2?装置开工及事故状态下由安全阀排放的可燃气体密闭排入火炬系统。 辽宁省石油化工规划设计院 84 b. 废水治理 ?装置内废水排放遵循“清污分流，分类处理”的原则。 ?轻烃水蒸汽转化法制氢工艺过程中，要要出大量的酸性冷凝水，如直接排放，势必污染环境。本设计设计酸性水汽提塔，处理这部分污水，经处理后的酸性水直接进入除氧器，除氧后作为锅炉给水回用，既保护了环境，又节省了脱盐水量，降低了装置能耗。 ?装置的地面冲洗水，初期污染雨水等污水排至厂区生产污水管线。 ?装置的含油，含盐污水等污水排入厂区生产废水管网。 c. 噪声治理 由于制氢装置没有大型回转设备，噪声污染并不严重，为了进一步降低噪声，采取如下措施: ?选用低转速调角型空冷风机 ?选用低噪声YB系列电机; ?放空点设置消音器; ?转化炉、预热炉选用低噪声烧嘴; ?压缩机操作间设隔音设施。 d. 固体废物治理 装置只有在停工检查时，才更换出废催化剂，由工厂统一填埋。 e. 绿化 装置区按全厂统一规划进行绿化。 ?预期效果 该装置的设计采取先进的工艺技术方案，同时采取一系列可靠的 防防措施，对各类污染物进行相应的治理，使影响环境的因素从工艺 技术方案开始，至采取相应的技术措施后，使环境得到根本保护。因 辽宁省石油化工规划设计院 85 此，本装置建成投产后，对环境不会产生不良的影响。 ?环境管理与环境检测 本装置不设专门的环保管理人员，其环境监测和环保管理工作由工厂统一管理。 5.6装置定员 本装置生产人员30人。 第四节焦化燃料油加氢精制装置 燃料油加氢精制装置吸收国内外已有加氢精制技术的基础上，反应部分首次采用热高压分离(热高分)工艺流程，分馏部分采用双塔汽提流程。此外，装置内还设有循环氢、冷低压分离气和燃料气的一部分可作为装置补充氢源，另一部分作为变压吸附氢提浓装置(PSA)原料。 装置设计平面布置采用同类设备相对集中的流程式布置方式。加热炉设计热效率达88%;反应器和压缩机等重大设备均国产化;放空气体和液体全部采用密闭排放(包括密闭采样器)。 该加氢精制装置与汽油加氢装置共用中心控制室、生产办公楼和有关生活设施。 装置设计处理原料油直馏轻燃料油、直馏轻燃料油、催化裂化燃料油和焦化汽油的混合油焦化燃料油。使用的催化剂为抚顺石油化工研究院提供的FH-5加氢精制催化剂。产品汽油组份作为溶剂油，柴油组份作为燃料油销售,产品直接出厂。 6.工艺流程 装置的工艺流程(见附表) 6.1装置特点 ?原料油缓冲罐采用脱硫后燃料气保护。 辽宁省石油化工规划设计院 86 ?反应器为热壁结构，内设两个催化剂床层，床层间设冷氢箱。 ?采用热高压分离工艺流程。 ?冷高压分离器(冷高分)采用三相(汽、油、水)分离的立式容器。 ?热低压分离器(热低分)气体与冷高分液体一并进入冷低压分离器(冷低分)中，闪蒸出的气体经脱硫后进入变压吸附装置，以回收氢气。 ?原料油经预热后与氢气在换热器前混合。 ?在热高分气空冷器上游设有注水设施，以避免铵盐板出堵塞管路和设备。 ?在反应部分的流程设计中，考虑了催化剂的液相预硫化及再生设施。预硫化油为低硫直馏燃料油或性质相当的其它油品。催化剂再生采用氮气-空气再生法。为防止催化剂再生期间出现设备腐蚀问题，在反应器出口管道上设有临时注氨点，在反应部分热高分气空冷器前设有注碱点以及设置碱液循环设施。 ?分馏部分采用双塔汽提流程。热低分油与冷低分油混合后进入脱硫化氢汽提塔脱除硫化氢，然后再进入产品分馏塔切割出溶剂油、燃料油。 ?循环氢、燃料气及冷低分气脱硫共用一套再生系统。 ?为防止胺液进入反应系统，在循环氢脱硫塔上部增设循环水洗设施。 ?凡冷却介质温度不低于40?，且工艺流程上允许采用空气冷却之处，均采用空冷器冷却。 ?装置内所有采样点均设置密闭采样器。 ?装置内安全阀及放空系统排放的含烃气体均排入密闭火炬系统。 ?部分空冷器与出装置产品泵电动机采用变频调速控制。 辽宁省石油化工规划设计院 87 ?装置内设置一套报警和安全联锁保护系统。报警信息一般由在 DCS内部检出的一般报警和由ESD中生成的跳闸报警两部分组成，均 可在DCS的CRT屏幕上显示并通过音响向操作人员进行提示，并可通 过报警打印机输出。 表 物料平衡 项目 占原料的质量分数% 入方 焦化燃料油 100 新氢 0.77 注水 4.0 蒸汽 2.0 合计 106.77 出方 低分气 0.14 燃料气 0.87 溶剂油 8.28 燃料油 90.02 酸性水 5.73 酸性气 1.29 含油污水 0.44 合计 106.77 产品质量 项目 精制燃料油 初馏点/10 % 185/217 30%/50% 253/279 70%/90% 304/333 干点 367 -3 密度(20?)/kg.m835.1 辽宁省石油化工规划设计院 88 铜片腐蚀(20?,3h) 合格 硫质量分数,% 0.052 MON -1 13.48 碱性氮/ μg .g 闪点/? 76 十六烷值 47.3 残炭,% 0.017 凝点/? -6 装置能耗 MJ/t 燃料气 263.3 1.0MPa蒸汽 201.0 0.4MPa蒸汽 314.0 电 169.6 循环水 18.8 新鲜水 0.4 凝结水 仪表用压缩空气 总计 967.1 设备表 序 名称 单位 数量 备注 号 一 加热炉 1 加氢反应器 台 1 2 反应进料加热炉 台 1 3 原料油泵 台 1 4 进料换热器 台 1 5 热高压分离器 台 1 辽宁省石油化工规划设计院 89 6 冷高压分离器 台 1 7 热高压分离器 台 1 8 冷低压分离器 台 1 9 循环氢压缩机 台 1 10 循环氢脱硫塔 台 1 11 新氢压缩机 台 1 12 低分气脱硫塔 台 1 13 脱硫化氢塔 台 1 14 燃料气脱硫塔 台 1 15 产品分馏塔 台 1 16 分馏塔底重沸炉 台 1 17 溶剂再生塔 台 1 18 循环氢脱硫塔贫溶剂泵 台 1 19 反应物冷却器 台 1 20 反应物空却器 台 1 21 脱HS塔顶回流罐 台 1 2 22 产品分馏塔顶回流罐 台 1 本装置与溶剂油加氢装置为联合装置共用仪表室，自控水平相同。 第五节溶剂油加氢精制装置 7.工艺技术选择 催化裂解溶剂油加氢是为了稳定溶剂油安全性，将催化裂解溶剂油中的双烯烃加氢饱和，同时脱除硫、氮、氧等杂质，生产合格的溶剂油产品。 目前国内溶剂油加氢工艺十分成熟。焦化厂焦化溶剂油等加氢多采用中石化北京石油科学研究院研制开发的NR-1加氢精制催化剂，该催化剂广泛用于焦化厂燃料、溶剂油的加氢精制。 因此本报告推荐采用北京石油科学研究院研制开发的NR-1加氢 辽宁省石油化工规划设计院 90 精制催化剂，采用单段加氢流程。 NR-1催化剂主要性质: 化学组成W% WO 23.6 3 Nio 2.6 助剂 4.5 物理性质: 2比表面积m/g 3孔体积cm/g 主要操作条件 NR-1催化剂在本设计的主要操作条件见表 加氢反应器主要操作条件表 名 称 单 位 指 标 入口温度(初期/末期) ? 210/280 压力MPa(G) MP 4.0 -1空速 h 2.0 33 H/油 m/m350 2 系统压差 MPa <1.0 装置工艺流程及物料平衡 7.1加氢部分 加氢装置部分工艺流程见图(附后) 流程叙述 自原料油缓冲罐来的原料油经加氢进料泵压后与新氢、循环氢混全后与加氢反应器出来的反应产物流换热后，再经加热炉加热到反应器入口要求的温度进入反应器，原料油在反应器内在加氢精制催化剂的作用下，完成双烯烃的加氢和硫氮等非烃化合物的氢解反应。反应 辽宁省石油化工规划设计院 91 物从反应器底部导出经原料换热冷却后进入高压分离器分出不凝气和氢气循环使用。油则进入低压分离器进一步分离轻组分，低分气去瓦斯管网作燃料气。低分油则去分馏系统分馏成合格溶剂油产品出装置。 7.2分馏部分 分馏部分示意工艺流程见图(见附图) 低分油经与加氢反应器出来的热物流换热提高温度后，进入产品分馏部分与分馏塔底流出的产品换热后进入分馏塔，分馏塔采用重沸器加热进行汽提。分馏顶气体经空冷、水冷、分液分出干气进入瓦斯管网作燃料。分出的液体回流到分馏塔。分馏塔底出产品汽油，分馏塔底流出的产品溶剂油经与进入分馏的物流换热后再经空冷、水冷出装置去成品罐。 装置物料平衡 反应部分物料平衡表 数量 序号 物料名称 收率(%) 备注 kg/h ×104t/a 一 入方 1 焦化溶剂油 100.00 19750 15.8 2 新氢 1.6 202 0.16 合计 101.60 19952 13.4 二 出方 1 干气 1.60 202 0.16 2 溶剂油 100.00 19750 15.8 合计 101.60 19952 17.4 7.3自控水平 鉴于大型石化装置自控系统现状及发展趋势，本生产装置将采用DCS进行监视和控制，并适应目前自动化仪表发展情况，压力变送器、 辽宁省石油化工规划设计院 92 差压变送器和液位变送器均采用智能式仪表，直接与DCS通讯，减少 调校及维护工作量，便于管理。 为充分利用专家的经验和知识，发挥计算机技术的优势，本报告 还包括了“故障诊断专家系统”。 为保证装置长周期安全运行，本报告采且了独立于DCS之外的紧 急停车自保联锁系统(ECC)。自保联锁系统的逻辑设备，将根据控制 对象的危险级别，可靠性要求进行选用。 7.4主要设备选型 本装置主要定型设备为低压空冷器和低压泵，此类通用设备的制 造质量也完全过关，完全可以满足生产需要。 反应器、塔及加热炉类见表 (一)反应器、塔及加热炉类表 操作条件 序号 设备名称 介质名称 数量 备注 温 压力MPa 度? 一 反应器类 溶剂油加氢精制反应 1 溶剂油、氢 350 4.0 1 器 二 塔类 1 分馏塔 油汽 220 0.15 1 三 加热炉类 混合油气进 1 反应进料加热炉 300 4.2 1 料 (二)冷换设备表 操作条件 数序号 设备名称 介质名称 备注 量 温度? 压力MPa 四 冷换类 管程 壳程 管程 壳程 管程 壳程 辽宁省石油化工规划设计院 93 混合进 1 换热器 反应流出物 320 210 3.2 4.2 1 料 2 换热器 反应流出物 低分油 210 120 3.1 1.5 1 3 水冷器 循环水 油气 40 60 0.4 0.04 1 4 换热器 溶剂油 低分油 205 150 1.0 1.5 1 小计 4 五 空冷类 1 空冷器 反应流出物 空气 130 3.1 1 分馏塔顶油 2 空冷器 空气 120 0.05 1 气 3 空冷器 油 空气 130 1.0 2 小计 4 (三)容器类 操作条件 序号 设备名称 介质名称 数量 备注 温度? 压力MPa 六 容器类 1 原料油缓冲罐 原料油 60 0.2 1 反应流出物、循环 2 高压分离器 60 3.0 1 氢 3 低压分离器 高分液 60 1.5 1 4 分馏塔顶回流罐 轻石脑油 40 0.03 1 小计 4 泵类 流量轴功率 序号 名称 型号 扬程m 数量 备注 m3/h kw 七 泵类 多级离心 1 加氢进料泵 18 450 2 泵 (四)压缩机类 辽宁省石油化工规划设计院 94 操作压力 操作温度? 序数介质 流量 MPa 名称 规格 备注 3n/h 号 量 名称 m 入口 出口 入口 出口 七 压缩机类 电动往与重油加 1 新氢压缩机 新氢 复式 氢共用 循环氢压缩循环背压透平 2 离心式 1 45 3.0 4.2 机 氢 驱动 小计 1 7.5消耗指标 (一)原材料及辅助材料消耗 序号 名称 规格 耗量 备注 15.8万吨/ 1 原料油 年 溶剂油加氢精制催化北京石化院开发，3-5年/32 8m/次 剂 次 (二)公用工程消耗 单耗 总耗 序号 项目 备注 单位 数量 单位 数量 1 燃料气 kg/t 13.2653 t/a 1300 42 新鲜水 t/t 0.045 10t/a 0.44 43 脱盐水 t/t 0 10t/a 0 44 循环水 t/t 6.6327 10t/a 65 45 电 kwh/t 11.2245 10kwh/a 110 46 3.5MPa蒸汽 t/t 0.0602 10t/a 0(59 47 1.3MP蒸汽 t/t 0 10t/a 0 48 0.3MPa蒸汽 t/t 0 10t/a 0 34 39 净化风 Nm/t 10.20 10Nm/t 100 辽宁省石油化工规划设计院 95 34 310 非净化风 Nm/t 4.08 10Nm/t 40 34 311 氮气 Nm/t 2.04 10Nm/t 20 7.6三废排放 溶剂油加氢三废排放情况汇总 排放介质 污染源 排放方式 排放量 主要有害成分 废烟气 加热炉 连续排放高度323623kg/h SO2 气 米 0.012kgg/h NOx<100ppm 含烃气体 各安全阀 间断 烃类 废含油污水 设备低点 连续 0.5t/h 油<100ppm 液 COD<600ppm 3废废催化剂 反应器 1次/3年 5m 渣 废惰性瓷球 反应器 1次/3年 3t 7.7装置占地面积及定员 本装置与焦化柴油加氢装置为联合装置，同一界区，定员为25人。 7.8环境保护 加氢装置由溶剂油加氢装置和燃料油加氢装置组成。 重油焦化工程的环保投资占总投资的7%。 1. 本装置废水排放。一是含油废水，送污水现场处理;二是含硫废 水，高低压分离器及塔产生的含硫废水，送界区外脱硫及硫回收 装置处理。 2. 废水排放。一为加热炉烟气，依规范用加高烟囱来排放，以达到 标准，安全阀放空系统、紧急放空系统，包括火炬，火炬超过100 米高，扩散角和风向等达到环保要求，设计中解决。 3. 废渣。正常生产时无废渣，当催化剂再生时，将会排出废渣，用 酸性水中和后去污水场生化处理。 辽宁省石油化工规划设计院 96 4. 噪声。工业噪声主要来自压缩机、机泵、加热炉等，小于工业噪 声指标催化剂废渣需研究综合利用，无害化处理。 7.9主要危险和有害因素分析 因原料和产品均为易燃易爆物质，又有高温、高压临氢的特点，操作条件苛刻，对设备要求高，个别设备的相关岗位要防止硫化氢中毒。 7.10安全设施及技术措施 ? 装置均有完善的联锁系统和信号报警系统，可自动或手动实现全装置或局部停车。一旦联锁停车或手动停车，高温高压物料被迅速泄放至火炬，可确保装置安全。 ? 装置采用密闭式的操作，爆炸危险场所均采用防爆电气，设备尽量露天布置，设备之间通风;良好，地面平整，即使泄漏，可燃性气体也不易积聚。 ? 加氢装置内，安装了20台报警器，对可能出现的可燃气泄露，进行监测，对可能发生硫化氢气体泄露点现场安装了硫化氢气体检测报警器，并配备有便携式硫化氢气体检测报警器。 ?装置内设置了扩音对讲系统及呼叫台。 ?各装置生产采用连续操作的生产过程，采用了先进的控制仪表，工艺控制主要在操作室内完成，并且采用了DCS控制系统，操作工人一小时巡查一次，即保证了平稳运行，又保证了劳动者的安全。 ?紧急状况下，装置与高压系统相连的管道均设有止回阀，以防止常压事故发生。 ?装置平台符合“石油化工企业设计防火规范”要求，装置四周通道内部贯通式检修通道、各框架平台安全通道、各走梯扶手、栏杆均符合要求。 辽宁省石油化工规划设计院 97 ?各装置电气接地保护、防雷、防静电接地，防腐接地设施，确保安全生产。 7.11劳动卫生 (一) 作业场所定期检测空气质量。 车间噪声强度，经常检测、整改。 (二) 卫生设施，防护设施。 车间相应的浴室、休息室、更衣室、医疗卫生设施符合相关规范。 控制室采用空调，并隔离噪声。 (三) 个人防护用品 (四) 建立安全管理机构和相关的规章制度，安全教育和考核， 项目一经施工，相应的安全管理就要执行。 辽宁省石油化工规划设计院 98 第六节工程进度 8.1工程进度安排 序 号 时 间 内 容 1 2005年10月 完成可行性研究报告 2 2005年10月底 完成可行性研究报告批复 3 2005年12月底 完成初步设计 4 2006年3月 完成初步设计审批 5 2006年5月 完成主要(长周期)订货设备订货图纸资料 6 2006年5月 完成施工图设计 7 2006年5月 工程开工投产 8 2006年5月初 土建工程开工 9 2006年10月底 工程中间交接 第七节投资估算和资金筹措 9.1投资估算 9.1.1编制依据 1.《化工建设项目可行性研究投资估算编制办法》。 2.工程勘察设计等有关收费标准。 3.建设当地的建筑工程指标。 4.建设单位提供的资料和设备价格。 9.1.2估算分析 1(报批项目总投资:75157万元。 其中:固定资产投资:63008万元, 建设期借款利息:2849万元, 铺底流动资金9300万元。 2. 固定资产投资中: 固定资产费用52129万元,占建设投资82.73%; 辽宁省石油化工规划设计院 99 无形资产费用1286万元，占建设投资2.05%; 其他资产费用2842万元，占建设投资4.51%; 预备费6751万元，占建设投资10.71%。 3. 固定资产投资中: 设备购置费30352万元,占建设投资48.18%; 安装工程费16081万元，占建设投资25.52%; 建筑工程费5012万元，占建设投资7.95%; 其它建设费11563万元，占建设投资18.35%。 9.1.3其他说明 1.本估算未包括“城市建设基础设施配套费”。 2.其他有关未尽事宜详见总说明。 9.2资金筹措 本工程报批项目总投资为75157万元，其中银行贷款40000万元,其余全部由企业自筹。 第八节财务评价 10.1编制依据 10.1.1国家计划委员会，建设部门颁布的《建设项目经济评价方法与参数》 10.1.2投资项目可行性研究指南 10.1.3各专业设计提供的有关资料及数据 10.1.4国家现行的有关经济法规 10.1.5企业的有关数据及资料 10.2基础数据 10.2.1产品产量 根据项目设计的生产规模、项目达产后，年产溶剂油15.8万吨,锅炉燃料油42.5万吨,石油焦26.5万吨,凝析油2万吨,蜡油6.2万 辽宁省石油化工规划设计院 100 吨. 10.2.2生产负荷 项目投产后，企业因对技术、设备、工艺及生产经营管理需要有一个熟悉和适应的过程，产品上市后也需要有一个扩大市场的时间，因此，确定项目的生产负荷为:投产第一年达到设计能力的80%,以后每年100%。 10.2.3产品售价 产品销售价格，按照目前市场的价格为依据确定，溶剂油4600元/吨,锅炉燃料油4250元/吨,石油焦1200元/吨,凝析油3600元/吨,蜡油4000元/吨. 10.2.4项目投资 本工程报批项目总投资75157万元,贷款40000万元,其余全部由企业自筹。 10.2.5流动资金 项目投产后，需要流动资金31000万元,全部由企业筹措。 10.2.6该项目按行业规定，确定其寿命期为20年，建设期为2年，合并计算确定项目的计算期为22年。 10.2.7折旧与摊销 采用直线折旧法，固定资产折旧年限为20年, 残值率10%。 无形资产,递延资产分别分10年,5年摊销,残值为0. 10.2.8增值税税率为17%，城市维护建设税7%，教育费附加3%。 10.2.9盈余公积金 按股份制企业规定，提取盈余公积金为所得税后利润的10%。 10.2.10盈余公益金 辽宁省石油化工规划设计院 101 按股份制企业规定，提取盈余公益金为所得税后利润的5%。 10.3成本测算 10.3.1原辅材料、原包装物及燃料动力 年均总成本费用290756万元。 详见《总成本费用表》。 10.3.2工资及福利费 工人工资，根据该企业目前的实行工资标准，同时考虑到工资调整增加工资的因素，确定年工资总额及附加为1000万元。 10.3.3管理费用 依据相关行业情况，确定年管理费为1000万元。 10.3.4 销售费用 考虑到产品投放市场后需做宣传及其它促销活动，以开拓市场，年销售费用为5000万元。 10.4财务评价 10.4.1销售收入 项目投产后，达到设计生产规模时，年销售收入313933.95万元。 10.4.2税金及附加费 项目投产后，年销售税金及附加费5475.58万元。 详见《产品销售收入和税金及附加费表》。 10.4.3利润及利润分配 项目投产后，达到设计生产规模时，年均利润17702.32万元，年均所得税5841.76万元, 年均税后利润17702.32万元。 经济指标: 投资利润率:18.28%。 投资利税率:23.93%。 财务内部收益率:18.17%。 辽宁省石油化工规划设计院 102 上述指标均高于国家规定行业评价参数，说明项目经济上可行，且效益效好。 10.4.4净现值(i=12%) (1)所得税后: 净现值 =17560.56万元 (2)所得税前: 净现值 =50484.13万元 上述净现值在所得税前、后均大于“0”，满足项目评价标准。 10.5投资回收期:6.65年 此项指标在所得税前、后均低于国家规定的评价标准，投资回收期短，说明项目效益好。 10.6借款偿还期:4.91年 10.7不确定分析 盈亏平衡点:24.87%。表明当生产负荷达到24.87%时,企业就可以保本运营。 10.8敏感性分析 分别对价格、投资、成本、汇率变化10%、计算投资回收期、内部收益率，最为敏感的因素为价格,但当价格下降10%时,内部收益率较低,但评价选用的价格较低,另外,当售价下降时,原料价格也将下降,故影响不大;由此可见项目有极强的抗风险能力。 17.10结论 综上所述，本项目从财务评价的角度上看是完全合理可行的。 辽宁省石油化工规划设计院 103 辽宁省石油化工规划设计院 104