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粗苯加氢项目简介


5 万吨/年粗苯加氢项目 工艺包及设计说明书

工艺包及设计说明书

5万吨/年焦化粗苯加氢精制工程项目
工艺包及设计说明书

xxxxxxx公司
二OO七年七月六日

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目录
工艺技术方案 建设投资估算 工艺包及设计提交时间 工程建设周期 公司简介及资质 公司业绩

Tab 1 2 3 4 5 6

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1.工艺技术方案
1.1.装置概况 1..1.1 装置名称及装置规模

装置名称; 5 万吨/年粗苯加氢项目 50kt/a 焦化粗苯加氢精制工程 装置规模 5 万吨/年(粗苯进料)
1.1.2 装置的工艺路线界定 工艺包及设计范围为装置边界线以内设施,主要由以下五部分组成: (1) 、重芳烃的脱除 (2) 、低温低压加氢精制 (3) 、预精馏 (4) 、萃取蒸馏 (5) 、二甲苯蒸馏 其中加氢精制部分中预蒸发器及连续蒸发器采用我公司与兰石合作开发的专有设 备; 主、 预加氢反应器采用我公司开发的新型反应器;萃取蒸馏萃取剂采用我们独立开发 的具有自主知识产权的新型萃取剂,目前已申报国家专利(待批) ,而非国内或国外专 利保护的 N-甲酰吗啉(NFM) ,环丁砜。 原料组成: (1) 、粗苯 外观:黄色透明液体 密度: (20℃)g/ml 0.871~0.900

馏程:180℃前馏出量 wt%:不小于 93
序号 1 2 3 4 5 名称 Water Hydrogen Nitrogen Carbon Dioxide Hydrogen-Sulfide H2O H2 N2 CO2 H2S 原料组成(%) 0.07 0 0 0 0

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Ammonia Carbon-Disulfide Thiophene Methane Butane Butene cyclobutane Pentane pentene Cyclopentane Cyclopentadiene Hexane Hexene Cyclohexane Methylcyclopentane Benzene Heptane Heptene Methylcyclohexane cycloheptane Toluene Octane Octene Ethylcyclohexane Dimethylcyclohexane Ethylbenzene P-Xylene M-Xylene O-Xylene Styrene

NH3 CS2 C4H4S C1 C4 C4 C4 C5 C5 C5 C5 C6 C6 C6 MCP C6H6 C7 C7 C7 C7 TOLU C8 C8 C8 C8 EBZN PXYL MXYL OXYL STYR

0 0.17 0.64 0 0.01 0.08 0.12 0.02 0.59 0.69 0.84 0.02 0.03 0.02 0.03 65 0.03 0.4 0.08 0.07 14.55 0.03 0.04 0.01 0 0.31 0.82 2.01 0.69 1.23

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Pyridine Trimethylcyclohexane Nonane Propylebenzene Propylcyclohexane Trimethylbenzene Alpha-Methylstyrene Dicyclopentadiene Decane Coumarone Indane Indene Dicyclopentane Undecane Tetralin Dodecane Naphthalene Chinolin Methylnaphthalene Diphenyl Higher Boling

PYRI C9 C9 PBZN PCH TMBZ AMST DCPD DECA HOCT INDAN INDE DCPE UNDC THNP DDEC NPHT QUINOLIN 1MNP DPHE SULFLN

0.55 0.15 0.08 0 0 0.45 0.01 0.05 0.1 0.18 0.07 1.51 0.00 0.08 0.28 0.23 2.73 0.28 4.56 0.05 0.04 100.0026809

说明:本数据根据 2007 年 1 月 11 日七台河万昌焦化<5万吨/年焦化粗苯低温低压加 氢精制工程项目>分析数据进行了调整,提供工艺包时,以业主委托为准。 (2) 、氢气
序号 1 2 名称 H2 CH4 指标 ≥99.9%Vol ≤0.1%Vol

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N2 TS CO+CO 2 O2 H 2O 压力:

平衡 ≤2PPMwt ≤10PPMwt ≤10PPMwt ≤30PPMwt 0.8Mpa

1.1.3 产品方案及目标产品指标 主产品为三种①纯苯;②甲苯;③混二甲苯. 副产品为三种④抽提溶剂油;⑤重芳烃 C9+;⑥C9-馏分油 (1)、苯产品规格
项 外 观 色度(Pt-Co 计) 比重(15.6/ 15.6 C 苯含量%不低于 酸洗色度 酸度 Pt 凝固点, C 总硫量,wt PPM
0 0

见下表
规 格 方 法



澄清液体,不含沉淀及浮尘(18-250C) 最大 20 0.882~ 0.886 99.9 最大 1 无游离酸 不低于 5.40(无水) 最大 0.5 最大 200 最大 150 0.5 最大 0.5 不大于 5 通过 GB3405—89 ASTMD—849 ASTMD—1209 ASTMD—4052 色谱法 ASTMD—848 ASTMD—847 ASTMD—852 ASTMD—4045 ASTMD—4492 ASTMD—4492

非芳烃含量 PPM 甲苯含量 PPM CL 含量 PPM max 碱性氮,PPM 蒸馏残余物 mg/100ml 铜 蚀 标准号

(2)、甲苯产品规格
项目 博士实验

见下表
规格 通过 UOP—41—74 方法

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色度(Pt-C0 计) 非芳烃, 甲苯含量% 苯, C8 芳烃 酸洗色度 总氯 ppm 总硫, wt PPM wt PPM wt PPM

最大 20 最大 500 99.9 最大 300 最大 500 最大 2.0 最大 0.5 最大 1.0 0.869- 0.873 无游离酸 通过 不大于 5 GB3406—90

ASTMD—1209 ASTMD—2360 色谱法 ASTMD—2360 ASTMD—2360 ASTMD—848

PPM

ASTMD—4045 ASTMD—4045 ASTMD—847 ASTMD—849

比重 (15.6/15.6 ℃) 酸度 铜蚀 蒸馏残余物 mg/100mL 标准号

(3)、混二甲苯产品规格
项目 外观 颜色(铂钴比色号) 密度(20℃),kg/m3 馏程,℃ 初馏点 不低于 终馏点 不高于 总馏程范围 不大于 总硫含量,mg/kg 酸洗比色 铜片腐蚀(100℃,0.5h) 中性试验 不大于

见下表
理化指标 清晰透明,无不溶水及机械杂质 试验方法 目测 GB3143 GB2013

不深于

20 860-870 137 143 5 3 0.7 合格 中性 5 5

GB3146

SH/T0253 GB2012 SH/T0174 GB1816 GB3209 GB3209

不大于

蒸发残余物,mg/100ml 不大于 蒸发残余物,mg/100ml 不大于

混二甲苯馏程控制指标为 137℃-143℃ (4)、C9-馏分油的技术要求: 甲苯含量 ≤ 0.3%(Wt)

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( 5)、抽提溶剂油产品规格要求 非芳烃含量 苯含量 ≥99%(Wt) ≤2%(Wt)

( 6)、重芳烃 C9+产品规格要求 C9+含量 C5-C8 含量 ≥98%(Wt) ≤2%(Wt)

1.1.4 目标产物收率(保证指标) (1)苯收率 ( 2)甲苯收率 ≥99%(Wt) ≥99%(Wt)

( 3)二甲苯收率 ≥99%(Wt)(乙苯记入 )。 1.2.工艺原理 1.2.1 低温低压选择性加氢 本装置以焦化粗苯、氢气为原料,通过两段低温低压选择性加氢工艺、萃取蒸馏 及常规精馏生产符合国家标准及用户特殊要求的苯、甲苯、二甲苯等产品。 1.2.1.1 加氢 加氢的目的有两个: (1)将烯烃加氢使之变为饱和烷烃,表现为目标产物溴价、 酸洗比色降低、 (2)将有机硫转化为无机硫,将有机氮转化为无机氮,表现为目标产物 总硫、总氮降低。 为了实现该目的,采用两段低温低压选择性加氢工艺。 (1)一段加氢(预加氢) 一段加氢的目的是将焦化苯中的烯烃加氢生成饱和烷烃,主要化学反应包括: C4= +H2===C4 C5= +H2===C5 C6= +H2===C6 C7= +H2===C7 C8= +H2===C8 DiCC5== +H2===DiCC5 (C6H5)CH=CH2+H2===(C6H5) CH2CH3 αCH3(C6H5)CH=CH2 +H2=== 1,2CH3(C6H5) CH2CH3
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1,3CC5== +H2===CC5 (2)二段加氢(主反应) 二段加氢的目的是将噻吩、二硫化碳等有机硫加氢转化为无机硫,有机氮转化为 无机氮,从而可以从原料中脱除。主要化学反应为: CS2+4H2===CH4+H2S C4H4S+4H2===C4+H2S C5H5N +H2===C5+NH3 从二段反应器出来的物料经一系列的热量回收后,进入稳定塔,脱除其中的轻副 产物后,进入精馏系统。加氢后典型的产物组成如下表 6-1 所示。 表 6-1 加氢后典型的产物组成表
名称 总烷 烃 正庚 烷 环己 烷 甲基 环己 烷 质量 分数% 2.14 0.23 0.98 0.51 79.14 14.34 1.09 苯 甲苯 乙苯 间对 二甲 苯 3.00 0.29 0.58 邻二 甲苯 噻吩 /106 芳烃 保 率% 99.5 留

1.2.2 萃取精馏及普通精馏系统 加氢后的产物是 BTX 组分和沸点介于其中的链烷烃和环烷烃。 BTX 之间的分离可 以采用普通精馏的方法,但是由于烷烃与芳烃之间的沸点差较小,且某些烷烃与芳烃之 间形成共沸,所以,需要用萃取精馏的方法,通过加入第三组分改变芳烃与烷烃之间的 相对挥发度,使分离变得容易。 1.3、焦化粗苯加氢精制简述 1.3.1 焦化粗苯精制技术的发展 焦化粗苯的精制最早是采用酸洗法,该法只能部分脱除粗苯中的含硫化合物 (主要 是噻吩)和杂质, 在加工过程中芳烃化合物损失较大(10%一 20%), 其副产废物酸焦油和 残渣尚无有效的治理方法,造成环境的污染。随着有机化学工业的迅速发展,对苯系芳 烃产品的质量要求越来越高,酸洗法得到的芳烃产品已无法满足需要,在发达国家该方 法早已被淘汰。 二十世纪五十年代初期,美、英、德、法等国相继开发成功粗苯催化加氢精制法, 所得苯的凝固点为 5.2℃一 5.4℃ ,噻吩质量分数为 1× 10-6—10× 10-6,苯的品质还不是
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很高。二十世纪六十年代,美国胡德利空气产品公司开发出一种高温的粗苯加氢精制法 (Litol 法)。该方法反应温度为 600℃-630℃。Litol 法除了加氢精制功能,还能将粗苯中 的甲苯和二甲苯经催化脱烷基反应转化为苯,苯的质量分数达到 99.9%,苯凝固点大 于 5.4℃ ,噻吩质量分数小于 0.5× 106 ,苯产品质量很高。后来由于萃取蒸馏法的开发 成功,采用较低温度(小于 400℃)的粗苯加氢精制法,也能得到高质量的苯、甲苯和二 甲苯。目前国外粗苯加氢精制过程 , 以反应温度区分有高温法 (600℃-630℃)与低温法 (320℃-380℃)二种。Litol 法(即高温法)反应温度与反应压力(6.0MPa)都很高,对设备、 管道、仪表等的材质和质量要求也高,制造难度与投资极大,操作运转过程危险性相对 较高, 经济上也不尽合理。20 世纪 80 年代上海宝钢引进 Litol 法建造了国内第一家粗苯 加氢精制工厂,工艺包及催化剂为美国 ABB LUMMUS CREST INC 公司提供。 低温法加氢精制即K. K法, 主要包括三个关键单元: 混氢汽化 (原为 ABB lummus 的专利技术,目前已公开) ;催化加氢精制过程(预加氢和主加氢);产品提纯过程(萃取 蒸馏、抽提等)。低温法能得到优质的苯、甲苯和二甲苯产品,三种苯系芳烃收率为: 苯 98.5%、甲苯 95%、二甲苯 89%。该方法反应条件比较温和,反应温度为 320℃一 380℃,压力为 3.0MPa--3.5MPa,设备和管道的材料容易解决,400℃以下 CrMo 钢即可 满足要求。因此建厂投资较低,操作过程危险性大为降低。低温加氢法是目前相对比较 理想的方法,既能得到优质的苯系列芳烃产品,又可解决环境污染问题。国外粗苯加氢 精制工艺技术比较见表 l 6.3.2 国内焦化粗苯精制技术情况介绍 1994 年石家庄焦化厂从德国引进一套 K.K 加氢精制装置,年处理粗苯能力为 5 万 吨,经过近两年的试车及设计完善于 1997 年投产。采用德国 BASF 公司的催化剂,采 用德国 KRUPP KOPPERS 公司的加氢精制工艺包及相关设备。 目前国内全套引进粗苯加氢的装置共三个单位计四套装置。分别为:(1)、上海宝钢 采用德国 BASF 催化剂,德国 KRUPP KOPPERS 的工艺包(简称 K.K 法) 、美国 Litol 法各 5 万吨/年;(2)、石家庄焦化集团采用德国 K.K 法 5 万吨/年;(3)、神马集团采用美 国 ABB lummus 公司 Litol 法 3.5 万吨/年。 另外,太化 8 万吨/年的加氢项目,属于部分引进,采用德国 BASF 催化剂及加氢工 艺包,采用专利商 UHDE 提供的连续蒸发器、喷射器及萃取蒸馏部分中萃取蒸馏塔系、
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汽提塔系工艺包。我公司部分人员参与了初步设计及详细设计。

七台河低温低压加氢精制项目为我公司承建的国内第一套全部采用 国内技术(工艺包)的示范工程。

1.4、技术来源及特点 1.4.1 技术来源 该技术是公司技术人员多年来跟踪、剖析、研究、改进国外同类先进技术的基础上 研制完成的。在对国内外同类装置实际运行情况分析、吸收的基础上,与国内高校及研 究设计院所合作,进行了大量的小装置试验、优化工作。根据优化结果对国外原工艺进 行了多处改进和提高,彻底避开了国外专利保护壁垒。根据我们掌握的德国鲁奇(Lurqi process;KRUPP KOPPERS) ;德国吉斯达波克斯;埃森(ESSEN)-亨利奇、考波尔; 美国 ABB LUMMUS CREST INC;美国优荻克斯(Udex)等公司在粗苯加氢精制方面 的工艺资料表明,我们已完全具备与国外公司在该技术层面上竞标的条件。 1.4.2 典型技术特点 (1)反应部分采用低温低压两段加氢流程,萃取蒸馏部分结合 AROSOLVEN 公司 研究成果, 采用我们开发的苯、 甲苯萃取蒸馏成套专有技术; 二甲苯采用常规蒸馏流程。

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针对 KRUPP KOPPERS 工艺包的不足,取消了残油回收塔,蒸发塔。增加了预蒸馏, 预蒸发。采用了我们与兰石合作开发的预蒸发器、多段蒸发器,避开了国外公司在该方 面的专利技术保护。同时可以克服 KRUPP KOPPERS 原工艺方案中多级蒸发器第四、 第五级易堵塞的弊端。 由于我们选用的萃取剂较之采用 N-甲酰吗啉 (NFM) , 萃取蒸馏温度低 30℃以上, 可减缓萃取剂的分解、积炭 ,使能耗大幅度下降。尤其可避免 N-甲酰吗啉高温情况 或遇水反应产生甲酸对设备的腐蚀。 通过国内万吨级规模装置采用该萃取蒸馏技术四年多的运行表明,运行稳定,萃取 剂消耗量约为 N-甲酰吗啉的 60%。因萃取温度低,积炭及分解的可能性降低,可以不 设置萃取剂再生装置(用 N-甲酰吗啉作萃取剂需要设置再生装置)。 (2)主加氢精制反应器催化剂分层设置,并增加了布汽器,催化剂保护剂(国外 工艺包无) ,可以控制第一床层温升(占反应器总温升的 60~70%) 。适应原料变化较大 的情况(尤其是对高、低负荷生产方案) 。 (3)用冷氢控制第二催化剂床层入口温度,提高反应器的操作灵活性,延长催化 剂使用周期。 (4)采用我公司与兰石合作开发的炉前混氢专有技术蒸发器,提高换热效率,避 免蒸发器因烯烃聚合堵塞。 (5)采用与 LPEC(洛阳院)合作工程技术成熟的新型双壳程换热器,提高传热效 率,降低投资。可以克服国外工艺包该方面的不足。 (6)原料及产成品缓冲罐用氮气覆盖,避免原料、产成品与空气接触,减少污染。 (7)采用三相(油、气、水)分离的立式高压分离器(闪蒸罐) 。 (8)在反应流出物/反应进料换热器上游设置脱氧水注入点(间断注水) ,以防止氯 化铵盐份析出,沉积堵塞反应流出物/反应进料换热器。注水量满足控制高分酸性水中 NH4HS 含量,同时防止出现“干沸”。 (9)加氢油进入稳定塔,脱除硫化氢和戊烷以下轻组分,塔底得到脱除硫化氢的 稳定油,塔顶设注缓蚀剂设施,以减轻塔顶流出物中硫化氢对稳定塔顶系统的腐蚀。 (10)加氢部分反应流出物与反应进料进行充分的能量交换,充分回收其热量,能 量回收约 8.32MKJ/hr.,其能量回收高于德国 KRUPP KOPPERS 原工艺包回收热量约
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1.92 MKJ/hr。萃取蒸馏部分根据温位的不同,利用模拟软件优化热回收,使整个工艺更 加合理。 (11)新氢压缩机和循环氢压缩机均采用电动往复式,各设一台备机。 (12)德国 K .K 工艺包在二甲苯塔顶外,排出含有大量甲苯的 C8-馏分,作为副产 品出装置,合格产品甲苯收率较我们的工艺收率低4-5.7%。 (13)该装置与国外引进装置优劣对比见表 6-2: 该装置与国外引进装置优劣对比
项目 加氢工艺方法 蒸发器 萃取剂 芳烃精制 催化剂 预加氢反应器 主加氢反应器 三苯产品收率% 加氢温度/℃ 预加氢反应器 主加氢反应器 加氢压力 Mpa 预加氢反应器 主加氢反应器 氢源 99.99% 纯苯质量 结晶点 /℃ 纯度 % 总硫 ppm 产品 无机硫的处理方法 ≥5.4 ≥ 99.9 ≤ 1 国标苯、甲苯、二甲苯 及 烷烃、重芳烃 萃取吸附、 解吸, 主火炬燃 烧。 有酸性气体排放。 有环 境污染。 ≥5.4 ≥ 99.9 ≤ 0.5 国标苯、重芳烃 萃取吸附、 解吸, 主火 炬燃烧。 有酸性气体排 放。有环境污染 ≥5.48 ≥ 99.95 ≤ 1 国标苯、 甲苯、 二甲苯 及 烷烃、重芳烃 反应吸附、无酸性气体排 放。无环境污染 3.5 3.4 自制 5.7—6.0 5.7—6.0 自制 3.0—3.5 3.0—3.5 自制 220—230 290—380 230-450 610-630 170—250 270—360 原德国 K.K 法 k.k 加氢工艺 引进 甲酰吗啉 萃取蒸馏 BASF NiMo CoMo 苯 98.5;甲苯 95% 二甲苯 89% 美国 litol Lummus 加氢工艺 引进 无 简单蒸馏 Lummus CoMo Gr2O3 系 110

表 6-2
本装置 国内研制加氢工艺 国产 新型萃取剂 萃取蒸馏 国内生产 NiMo; CoMo; CoMoZn 苯 99;甲苯 99% 二甲苯 89.9%

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产品收率 运行成本 元/吨 自动化程度要求 设备材质要求 装置进口或国产化 装置投资

高 800—1000 高 高 部分进口 大

低 1000—1500 最高 最高 部分进口 大

高 800—1000 较高 低 国产 低

1.5、 工艺流程简述 1.5.1 重芳烃脱除 焦化苯原料首先经预热进入重芳烃脱除塔,该塔的目的是将原料中的重组分脱除, 该塔的塔顶产物为 C8 及 C8 以下的烷烃、烯烃、环烷烃和芳烃,塔底产物为 C9+馏份, 作为燃料油排出系统。经过该塔蒸馏后的塔顶出料作为加氢精制系统的原料。由于焦化 苯原料中含有容易聚合的烯烃如苯乙烯以及茚螨等物质,在该塔中应连续注入阻聚剂, 防止物料的聚合造成堵塔。 1.5.2 蒸发与低温低压选择加氢 预蒸馏塔顶出料经高速泵加压送入加氢系统。加氢系统主要包括蒸发器,一段加氢 (预加氢)反应器,二段加氢(主加氢)反应器,高压闪蒸槽,循环氢压缩机、新氢压 缩机,循环物料热量回收换热器等设备。加氢是将烯烃生成饱和烷烃,将有机硫、氮、 氧等加氢变为无机硫、氮、水等的反应过程。 由蒸发器来的气相换热后,进入预加氢反应器,在该反应器内进行双烯烃及部分单 烯烃的加氢反应。 由预加氢反应器来的物料进入加热炉,物料经加热后进入主加氢反应器。 从主加氢反应器出来的物料经过热量回收后进入高压闪蒸槽闪蒸。 高压闪蒸槽设有工艺水加入口,定期加入工艺水,防止生成硫氢化氨、氯化铵的结 晶。排气的目的是将循环氢气中的甲烷等烷烃向系统外排放,使其含量维持在一定的水 平上,不至于由于其累积造成氢分压的降低。 高压闪蒸槽的液相出料为 BTXS 加氢粗油,经泵送入稳定塔,脱除 BTXS 粗油中的 低沸点烃等。稳定塔的塔顶出料为含低沸点的烷烃和少量氢气等。 稳定塔的进料是高压闪蒸槽的液相出料, 稳定塔的塔釜出料换热后进入 BTXS 精制

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系统。 6.5.3 预蒸馏 加氢油 BTXS 进入预蒸馏塔,塔顶出料主要为苯和甲苯馏分,其中含有少量的烷烃 和环烷烃,塔釜出料为 C8 芳烃及沸点与之相近或高于 C8 芳烃的烃类物质。 1.5.4 萃取蒸馏 预蒸馏塔顶出料,经换热后进入萃取精馏塔,萃取精馏塔顶出料为抽提溶剂油,经 换热后出系统。 塔底为富含芳烃、萃取剂的混合油,经换热后进入萃取剂回收塔,经萃取剂回收塔 分离后,塔顶为 BT,并含有少量的烷烃,塔底为萃取剂,萃取剂经换热后返回萃取精 馏塔。 萃取剂回收塔塔顶蒸出的 BT 及少量的烷烃进入精苯塔,精苯塔塔顶蒸出纯苯,苯 含量≥ 99.97%。纯苯经换热后出系统。 塔釜出料为甲苯和少量的苯、甲基环己烷。将该物料送入甲苯塔,在甲苯塔的塔顶 蒸出少量的苯、甲基环己烷混合物,循环回前工段,塔釜出料经换热后出系统得到特殊 纯度的合格甲苯 。 1.5.5 二甲苯蒸馏 预蒸馏塔底出料泵入二甲苯蒸馏塔,塔顶采出 C8-馏分,塔釜采出 C9-馏分,塔的 侧线采出二甲苯产品。 1.5.6 工艺流程简图 工艺流程示意图-加氢部分 工艺流程示意图-精制部分

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1.6.工艺包及工程设计 1.6.1 工艺包内容 采用中国石油化工集团公司《石油化工装置工艺设计包(成套技术工艺包)内容规 定 SHSG-052-2003》进行编写,包括以下内容:
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1 总则 2 石油化工装置工艺设计包内容 2.1 设计基础 2.2 工艺说明 2.3 物料平衡 2.4 消耗量 2.5 界区条件表 2.6 卫生、安全、环保说明 2.7 分析化验项目表 2.8 工艺管道及仪表流程图(PID) 2.9 建议的设备布置图及说明 2.10 工艺设备表 2.11 工艺设备 2.12 自控仪表 2.13 特殊管道 2.14 主要安全泄放设施数据表 2.15 有关专利文件目录 3 工艺手册 3.1 工艺说明 3.2 正常操作程序 3.3 开车准备工作程序 3.4 开车程序 3.5 正常停车程序 3.6 事故处理原则 3.7 催化剂装卸 3.8 采样 3.9 工艺危险因素分析及控制措施 3.10 环境保护
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3.11 设备检查与维护 4 分析化验手册 附则 1.6.2 工程设计原则 1.6.2.1 设计范围及设计分工 本报价包括装置边界内的所有工程内容。 1.6.2.2 工程设计对各专业的要求 (1)总体要求 本设计采用二段设计(基础设计+详细设计)方式管理,项目开工后根据工艺包直 接按详细设计(施工图设计)要求进行,在设计进行到一定阶段,抽出一版基础设计 报用户确认。 设计按照中石化集团公司新版基础设计、详细设计内容深度规定执行。 (2)自动控制 采用集散型控制系统(DCS) 。 (3)土建 冷换框架、管架均采用钢结构。 (4)各专业在工程设计中严格执行现行的国家、本行业、中石化集团公司有关标准和 规范。主要有: 《石油化工企业设计防火规范》 GB50160—92(1999 年版) 《爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范》 《建筑设计防火规范》 《建筑抗震设计规范》 《钢制压力容器》 GB50058—92

GBJ16—87(2001 年版) GB50011—2001

GB150—1998 GB3095—1996 GB16297—1996 GBJ87—85

《环境空气质量标准》 《大气污染物综合排放标准》

《工业企业噪声控制设计规范》

《采暖通风与空气调节设计规范》 GBJ19—87(2001 年局部修订) 《石油化工企业职业安全卫生设计规范》
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SH3047—93

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《石油化工静电接地设计规范》 《石油化工企业环境保护设计规范》

SH3097—2000 SH3024—95

《低倍数泡沫灭火系统设计规范》GBJ50151—92(2000 年版) 《建筑灭火器配置设计规范》 GBJ140—90(1997 年版)

《石油化工自动化仪表选型设计规定》 SH3005-1999 《火灾自动报警系统设计规范》GB50116-1998 《石油化工企业可燃气体和有毒气体检测报警设计规范》 SH3063-1999 《中华人民共和国消防法》 公安部令 1996 第 30 号 《建筑工程消防监督审核管理规定》 。

(5)各专业负责人按照《项目专业设计统一规定编制规定》 (05AQ313-2002)编制本专 业设计统一规定。 1.6.2.3 设计评审 各专业要严格按照《设计评审程序》和《项目专业设计评审规定》做好本专业的设 计方案评审工作。 经专业评审后认为有必要进一步提交公司评审时,由项目工程师或专业负责人填报 “设计评审申请表”,经项目设计经理和项目审定人确认后,与专业“设计评审纪要”和有 关的评审文件资料一并提交总师办统筹安排。 1.6.2.4 设计安全系统的原则 为了保证装置安全运行,本着“安全、可靠、节约、节能、先进”的原则,设置必要 的自动连锁控制系统,压力容器设置安全卸压设施。 1.6.2.5 环境保护要求 三废排放标准,按国家现行有关标准执行。废气、噪声等污染源,在装置内治理; 废水、废渣等排至装置外,由工厂负责统一处理。 1.6.2.6 界区设计条件 界区设计条件根据业主提供的《工程设计基础资料》进行. 1.6.2.7 设计与采购工作的衔接 (1)主要设备、材料均立足国内。 (2)需提前提交的换热器、塔、大宗材料等订货询价资料,按设计计划提出。
19

工艺包及设计说明书

1.6.2.8 项目的特殊要求 (1)在设计中,各专业要尽可能优化设计方案,节约工程投资。 (2)根据顾客的建设进度要求,压缩机、高速泵、反应器、蒸发器、导热油炉、加 热炉、阀门等设备材料提前订货文件资料、土建施工图、设备制造图、导热油炉、加热 炉施工图等文件,需提前发往现场,根据《设计主进度计划》 ,各专业要按时完成有关 设计,以满足现场需要。 1.7.装置区内设备汇总 1.7.1 塔类及反应器设备汇总 1.7.2 换热器设备汇总 1.7.3 容器类设备汇总 1.7.4 主装置机泵汇总 表 6-3 表 6-4 表 6-5 表 6-6

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5 万吨/年粗苯加氢项目 工艺包及设计报价书

工艺包及设计说明书

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5 万吨/年粗苯加氢项目 工艺包及设计报价书

工艺包及设计说明书 1.8、装置负荷及消耗指标 1.8.1、热、电负荷一览表 表 1-7

总用电 KW 主装置 制氢 制氮 导热油炉 潜水泵 循环水泵 蒸汽锅炉 变配电 办公用电 现场照明 罐区进出料泵 消防水泵 泡沫站 自控 合计 787 50 110 370 75 151 50 20 20 30 50 (200) (30) 20 1963

要求电站配置 KW

总用热负荷 × E04 kcal/h 650 50

要求热负荷配置 × E04 kcal/h

85% 2200 700 850

1.8.2、其他消耗指标
序 物流名称 号 1 2 3 除盐水 循环冷水 循环热水

表 1-8
操作条件 流量 t/h 1 940 极限 940 极限 压力 MPa(表) 0.4 0.4 0.2 温度 ℃ 20 30 40 协作关系 备 注

管径 DN/mm 25 350 350

工厂供给 工厂供给 至工厂管网 正常 500 t/h 正常 500 t/h

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5 万吨/年粗苯加氢项目 工艺包及设计报价书

工艺包及设计说明书
4 5 6 7 8 9 9 新鲜水 1.0MPa 蒸汽 净化压缩空气 非净化压缩空气 氮气 LPG 燃料气 50 80 80 100 100 25 50 100 40 40 500 2 100 0.4 1.0 0.4-0.6 0.4-0.6 0.6 1.5 0.7 0.5 常压 0.5 常压 250 0.035 20 250 40 40 40 40 40 20 40 40 常温 130 工厂供给 工厂供给 工厂供给 工厂供给 工厂供给 工厂供给 装置内供给 工厂供给 工厂供给 至工厂系统 桶装进装置 去火炬 桶装进装置 0.2 1.2 m3/h 自流 500 Nm3/h 0.8 600 Nm3/h 0.9 133 常温 40 260 至工厂系统 至工厂系统 工厂供给 工厂供给 与蒸汽二选一 再生时 200Nm3/h 正常 100 Nm3/h 开车用 用量 200/Nm3/h 外购 再生一次 30t 再生一次 33t 硫化用 3t 紧急泄压量 年用量 1.2t 正常 50 保温及置换

10 萃取剂 11 碱液 12 废碱液 13 DMDS 14 火炬线 15 缓蚀剂

16 1.0MPa 蒸汽凝 结 80 水 17 含油污水 18 氢气 19 导热油 80 300

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工艺包及设计说明书

1.8.3、能耗计算(计算方法按SYJ1029-83规定)表1-9 表8-3
消 序号 项 目 单 位 耗 量 单 位 1 1 2 3 4 5 6 7 循环水 软化水 电 1.0MPa 蒸汽 燃料气 净化压缩空气 导热油炉热负荷 2 3 t/t t/t Kwh/t t/t NM3/t NM3/t × 104Kcal/t 数 量 4 2.53 0.08 92.6 0.04 8.93 6.40 98.6 耗 小 时 耗 量 单 位 5 t/h t/h Kwh/h t/h NM3/h NM3/h 104Kcal/h 数 量 6 15.8125 0.5 578.75 0.25 55.8125 40 616.25 量 年 单 位 7 × 104t/a × 104t/a × 104Kwh/a × 104t/a × 104 NM3/a × 104 NM3/a MKcal/a 耗 量 数 量 8 12.65 0.4 463 0.2 44.625 32 4930 燃 料 低 热 值 或 能 耗 指 标 单 位 9 MJ/t MJ/t MJ/Kwh MJ/t MJ/ NM3 MJ/ NM3 MJ/MKcal 数 量 10 4.187 96.3 11.84 3181.97 36 1.67 4.187 MJ/a 11 52.9625 38.5 5481.875 636.25 1606.25 53.4375 20620.625 28489.9 单位消耗合计 总 能 耗 单位 能耗 kJ/t 12 10.59 7.7 1096 127.28 321.84 10.69 4124 5698.1 136 × 104Kcal/t 13 备注

注:用电量仅计入主装置正常耗电。

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工艺包及设计说明书

2、建设投资估算
建设投资估算表 估 序号 工程或费用名称 设备购置 安装工程 算 建筑工程 价 其他 值 合计 单位:万元

建设投资 一、 固定资产投资 1. 1.1 1.2 1.3 1.4 1.5 1.6 1.7 1.8 1.9 工程费用 单元竖向布置 土建工程 静止设备 机械设备 工业炉 电气,电信 自控仪表、控制阀等 工艺管道 工艺机泵

5190 5190 5190

2349 2349 2349

374 374 374 60

1643 943

9556 8856 7913 60 581 2687 999 375 368 1137 875 197 93 509

281 2375 937 218 937 312 62 375 150 200 875 187 43 484 10 50 25 6 3 4 2 2 1

300

1.10 火炬 1.11 催化剂及化学药剂 1.12 给排水管道及安装 1.13 安全卫生设备及安装 1.14 采暖通风设备及安装工程 1.15 工器具及生产用具购置费 1.16 绿化费 2. 2.1 2.2 2.3 2.4 二、 固定资产其他费 临时设施费 EPC 管理工程建设监理费 前期工作费

8

14 5 5

6 12 943 50 62 31

2 12 943 50 62 31

其他费 不可预见费

800 700

800 700

说明:控制系统,压缩机、高速泵等关键设备均国产;部分仪表及控 制、安全阀采用进口。催化剂及部分药剂进口。

3、工艺包及设计提交时间
3.1 工艺包提交时间:自委托合同生效后 7 个工作周。
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工艺包及设计说明书 3.2 详细设计文件提交时间:自委托合同生效后 6 个月。 为保证工期,根据用户的建设进度要求,压缩机、高速泵、反应器、蒸发器、 导热油炉、加热炉、阀门等设备材料提前订货文件资料、土建施工图、设备制造 图、导热油炉、加热炉施工图等文件,提前发往现场,以满足现场需要。

4、工程建设周期
估计工程建设周期为 12-14 个月。

5、公司简介及业绩 简介及业绩
近期加氢业绩:
建设单位 装置规模 原料种类
粗苯加氢

产品
苯、 甲苯、 二

备注

河南新乡群翔化工

5 万吨/年

甲苯、C9+、 整套工艺包 C9-、溶剂油 苯、 甲苯、 二

黑龙江七台河万昌焦化

5 万吨/年

粗苯加氢

甲苯、C9+、 整套工艺包 C9-、溶剂油

常州亚邦化学有限公司 一期 8 万吨/年 焦化苯加氢 二期 10 万吨/年 粗苯加氢

苯 苯、 甲苯、 二

整套工艺包

常州亚邦化学有限公司

甲苯、C9+、 整套工艺包 C9-、溶剂油 苯、 甲苯、 二 甲苯、C9+、 整套工艺包 C9-、溶剂油

常州亚邦化学有限公司

三期 10 万吨/年

焦化苯加氢改 造为粗苯加氢

焦化粗苯加氢精制催化剂的研究
(100~200℃)

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