某泛亚石化年产5万吨C9加氢工程可行性研究报告

荆州泛亚石化5万吨/年C9加氢工程可行性研究报告目次TOC\o"1-2"\h\z\u1总论 11.1项目及建设单位基本情况 11.2编制依据及原则 21.3研究范围及编制分工 21.4项目背景及建设理由 31.5主要研究结论 42市场分析 92.1C9分离和石油树脂的发展情况 92.2C9加氢产品溶剂油的发展情况 113建设规模及产品方案 113.1建设规模 113.2产品方案 113.3产品及副产品性质 114工艺技术及设备方案 124.1工艺技术选择 124.2工艺流程及消耗定额 144.3工艺设备技术方案 234.4工艺装置“三废”排放 424.5占地面积及定员 435原料和辅助材料 445.1原料 445.2辅助材料 466自动控制 496.1概述 496.2装置控制总体水平 496.3选型原则 496.4仪表选型 506.5控制室 516.6动力供应 516.7仪表供风 516.8仪表安全防护设施 516.9仪表接地 516.10主要仪表设备清单 516.11采用标准规范 526.12储运系统自动控制方案 526.13采用标准规范 537建设地址条件和地址选择 537.1自然地理概况 537.2地址选择 558总图运输、储运、外管网、放空系统及土建 568.1总图运输 568.2储运 618.3外管网 678.4放空系统 678.5土建 689公用工程及辅助生产设施 759.1给排水 759.2供电 819.3电信 859.4供热及供水 879.5供风、供氮 899.6采暖、通风及空气调节 919.7维修 949.8分析化验 9410节能 9810.1概述 9810.2能耗指标及分析 9910.3节能措施 10010.4设计采用的规范、标准 10111环境保护 10111.1执行的环境标准 10111.2项目建设和生产对环境的影响 10111.3环境保护措施方案 10411.4环境管理及监测 10412劳动安全卫生与消防 10512.1劳动安全保护 10512.2工业卫生措施方案 10712.3消防设施 10813项目实施计划 11114投资估算及资金筹措 11214.1投资估算编制说明 11214.2投资估算编制依据 11214.3建设项目投入总投资构成 11214.4投资估算内容及估算方法 11314.5投资估算汇总及分析 11414.6资金筹措及资金使用计划 11415财务评价 11515.1财务评价依据 11515.2成本费用估算 11515.3销售收入、销售税金及附加和增值税 11615.4利润和所得税 11715.5财务评价指标计算 11715.6不确定性分析 11815.7财务评价结论 119附表：附表1建设投资估算表附表2-1直接成本计算表附表2-2直接成本计算表附表3-1总成本估算表附表3-2总成本估算表附表4-1销售收入计算表附表4-2销售收入计算表附表5-1损益表附表5-2损益表附表6-1现金流量表附表6-2现金流量表附表7敏感度分析表附表8经济评价计算指标汇总表附表9贷款偿还平衡表附图附图1平面及绿化位置图附图21500Nm3/h天然气蒸汽转化变压吸附制氢装置工艺流程图（一）附图31500Nm3/h天然气蒸汽转化变压吸附制氢装置工艺流程图（二）附图41500Nm3/h天然气蒸汽转化变压吸附制氢装置工艺流程图（三）附图51500Nm3/h天然气蒸汽转化变压吸附制氢装置工艺流程图（四）附图6C9加氢装置工艺流程图（附图7附图8附图9附图10C9加氢装置工艺流程图（五）附图111总论1.1项目及建设单位基本情况1.1.1项目基本情况1.1.1.1项目名称荆州泛亚石化5万吨/年C9加氢工程。1.1.1.2项目建设性质本项目属于新建工程。1.1.1.3项目建设地点本项目建设地点位于荆州经济开发区内。1.1.2建设单位基本情况1.1.2.1建设单位名称、性质及负责人建设单位名称：荆州市泛亚石油化工有限公司建设单位性质：民营建设单位负责人：朱世新1.1.2.2建设单位概况泛亚石油化工有限公司是2006年底由湖北宜昌等地股东发起成立、落户湖北荆州经济开发区的股份制民营企业。公司将致力于发展并形成以石油化工生产为主导、集油品储运和石油化工产品销售的业务体系。是一家多行业跨地区、石油化工主业突出、拥有完备销售网络的股份制企业。泛亚石油化工有限公司现已在湖北荆州经济开发区征得工业用地310亩，建设泛亚石油化工园区。计划用5年时间完成整个园区三期项目建设，预计总投资5.2亿元人民币，全部建设完成后可实现年销售20多亿元，税收3亿元。其中：一期工程为5万吨/年C9加氢工程，预计投资1.4亿元，主要产品为工业精萘、混合二甲苯、高沸点芳烃溶剂油等，达产后可实现销售7亿元；二期工程为3万吨/年丁苯透明抗冲树脂工程，预计投资2亿元，达产后可实现销售4.8亿元；三期工程为10万吨/年C5分离树脂工程，预计投资1.8亿元，利用乙烯生产过程中的副产品C5作原料，进行C5分离，生产间戊二烯、双环戊二烯及加C5石油树脂等市场需求量较大的石化下游产品等，达产后可实现销售9亿元。泛亚石油化工有限公司全面贯彻落实科学发展观，秉承诚信、规则、共赢的经营理念，扩大经营、拓展市场、降本增效、严谨投资的发展战略，公司利润最大化的经营宗旨，外部市场化、内部紧密化的经营机制，规范、严谨的经营准则，未来将建设成为主业突出、资产优良、技术创新、管理科学、财务严谨、具有较强国际竞争力的一流公司。1.2编制依据及原则1.2.1编制依据1.2.1.1《荆州泛亚石化5万吨/年C9加氢工程》可行性研究报告设计委托书。1.2.1.2荆州市泛亚石油化工有限公司提供的中国科学院山西煤炭化学研究所乙烯裂解C9加氢工艺技术资料。1.2.1.3中国石油天然气股份有限公司《炼油化工建设项目可行性研究报告编制规定》（试用版）2002年北京。1.2.2编制原则1.2.2.1符合整体发展战略，以企业价值提升为导向，结构调整为主线，优化资源配置，贯彻低投入、高产出，实现效益最佳化的指导思想，按照“积极、稳妥、可靠、实事求是”的原则，提高化工厂的赢利能力、抗风险能力和竞争能力。1.2.2.2设计规模经济合理，产品方案能满足产品竞争力和应变能力的要求。1.2.2.3在装置工艺设计中，应根据工艺过程的特点，选用成熟可靠的新工艺、新技术、新设备、新催化剂、新溶剂，采用有效的节能措施，以减少工艺过程的用能及提高能量转换效率，力求实现消耗定额低、产品质量好，运行安全可靠、投资省、建设快、效益好。1.2.2.4系统配套工程尽可能最大限度节省建设投资。1.2.2.5重视环境保护，力求选用无污染及少污染的先进技术和设备。对不可避免的污染，按照国家关于“三废”治理“三同时”的原则进行设计；环保、安全、消防和卫生均符合国家有关标准规范。1.2.2.6设计采用可靠的安全消防技术措施，严格执行国家和行业现行的有关安全消防法规。1.2.2.7采用集散控制系统（DCS），实现集中监视和先进过程控制、协调操作参数，提高工艺装置和系统工程的自动化水平及综合管理水平。1.2.2.8合理确定引进设备范围，尽量国产化，以降低装置投资。1.2.2.9工程设计要确保装置能够优质、安全、稳定、长周期运行。1.3研究范围及编制分工本项目可行性研究范围为在荆州经济开发区泛亚化工园区内新建5万吨/年C9加氢装置、1500Nm3/h天然气蒸汽转化制氢装置及相应配套的公用工程、辅助生产设施，其工程主项及编制分工见表1.3。

表1.3工程主项表序号主项（单元）号主项（单元）名称建设规模编制单位备注101工艺生产装置1.1天然气制氢装置1500标立/时成都赛普瑞兴公司1.2C9加氢装置5万吨/年CPE抚顺分公司202公用辅助工程2.1循环水场CPE抚顺分公司2.2分析化验室、中控室CPE抚顺分公司2.3配电所CPE抚顺分公司2.4事故储存池CPE抚顺分公司2.5污水池CPE抚顺分公司2.6水运码头CPE抚顺分公司2.7储运罐区CPE抚顺分公司2.8装卸车设施CPE抚顺分公司2.9地面火炬系统CPE抚顺分公司1.4项目背景及建设理由1.4.1项目背景作为乙烯生产副产品的C9馏分，是由裂解石脑油经切除C5馏分、C6～C8馏分后的剩余组分，约占乙烯总产量的10%～20%。其中有相当部分的轻组分主要为芳烃，目前，我国乙烯装置的副产裂解重芳烃C9馏分大部分用作燃料，少量用于石油树脂的生产，经济效益不高。C9馏分经过加氢可生产市场短缺的高芳溶剂油，随着我国乙烯生产能力的不断提高，裂解C9的数量将不断增加，C9加氢生产高芳溶剂油，可产生巨大的社会效益和良好的经济效益。1.4.2荆州泛亚石油化工有限公司在荆州经济开发区内征得工业用地310亩建设泛亚工业园。它东立220kV周家岭变电站，西抱二级民航沙市机场，北枕荆州地方铁路货运站，南嵌日供水25万吨的水厂和3000吨长江外运深水码头。经黄金水道长江可通江达海连五洲，207国道纵贯南北，318国道和宜黄一级公路横跨东西，客货运输直达全国100多个大中城市，荆沙地方铁路与焦枝线接轨，货运可通达全国，交通十分便利。泛亚工业园区的建设符合荆州经济开发区的总体发展规划，开发区内基础设施齐全，具有良好的外部有利条件，泛亚石油化工有限公司有庞大的C9原料供应网络，有一定的C9产品客户群。本项目的建设，既能利用现有的C9资源生产高附加值的产品来获取经济效益，又能满足下游客户对高品质原料的需求。另外本项目利用高新技术对现有资源进行深加工，其成功建设将成为泛亚石化有限公司的利润增长点，增强企业的自我造血能力，使其走上良性发展的轨道，因此本项目的建设具有重要意义。1.5主要研究结论1.5.1项目概况1.5.1.1装置规模及组成本项目设计规模为新建1500Nm3/h天然气蒸汽转化变压吸附制氢装置、5万吨/年C9加氢装置及其配套公用设施，年开工时数8000小时。1.5.1.2工艺技术本装置工艺技术方案采用成都赛普瑞兴科技有限公司的天然气蒸汽转化变压吸附制氢工艺技术和中国科学院山西煤炭化学研究所提供的乙烯裂解C9（轻组分）加氢工艺技术，此技术具有以下特点：a)工艺流程简捷，操作灵活简便；b)产品收率和质量高；c)工艺适应性强，对于原料和进料量的适当变化，在设备所允许的操作弹性范围内，装置仍可进行正常操作；d)生产过程中，工艺操作条件稳定，有利于设备正常运行。1.5.2主要技术经济指标及评价指标5万吨/年C9加氢项目及系统配套工程的主要技术经济指标及评价指标分别见表1.5.2-1和表1.5.2-2。

表1.5.2-15万吨/年C9加氢项目主要技术经济指标表序号指标名称单位指标备注1设计规模及产品方案(1)设计规模×104t/a5(2)主要产品重油×104t/a0.8120#溶剂油×104t/a0.1328混合二甲苯×104t/a0.5592C9芳烃溶剂油×104t/a1.992C10芳烃溶剂油×104t/a1.24重芳烃×104t/a0.3482消耗指标(1)原料a)制氢装置天然气×104t/a0.428b)加氢装置裂解C9馏分油×104t/a5氢气×104t/a0.072(2)主要辅助原料及催化剂a)制氢装置转化催化剂Z207m30.675一次装入转化催化剂Z221m30.675一次装入锰铁脱硫剂m31.2一次装入氧化锌脱硫剂m30.6一次装入耐热隋性瓷球m31一次装入磷酸三钠t0.15b)加氢装置一段催化剂t5.3一次装入二段催化剂t6.4一次装入120#溶剂油t269每次耗量硫化剂t0.6556开工时使用活性瓷球Φ6t2.25一次装入活性瓷球Φ20t4.175一次装入脱硫剂t94一次装入

续表序号指标名称单位指标备注导热油t34一次装入(3)新鲜水t/h10间断(4)循环水×104t/a0.672(5)脱盐水×104t/a2(6)除盐水×104t/a0.96(7)氮气Nm3/h200间断(8)仪表空气×104Nm3/a256(9)压缩空气Nm3/h200间断(10)燃料气㎏/h216(11)煤㎏/h2000(12)电kW·h/h1250蒸汽1.0MPa（G）t/h23装置占地面积m238547.21)制氢装置m220002)加氢装置m275003)锅炉房设施及导热油炉m232684)控制室及分析化验室m27605)空压站及换热站m24056)变电所m25407)循环水场m27568)污水处理站m221289)储运设施m219888.210)消防区域m213024“三废“排放量(1)废气Nm3/h4370烟气(2)废水t/h4.5(3)废渣废转化催化剂Z207t0.812年1次废转化催化剂Z211t0.812年1次废锰铁脱硫剂t1.441年1次废氧化锌脱硫剂t0.721年1次废耐热隋性瓷球t13年1次续表序号指标名称单位指标备注4废一段催化剂t5.31年1次废二段催化剂t6.42年1次废活性瓷球t6.4252年1次废脱硫剂t942年1次5定员人801)制氢装置人202)加氢装置人163)其它人446总能耗a)制氢装置MJ/Nm3原料(或g标油/Nm3原料)0.5（11.94）b)加氢装置MJ/t原料(或kg标油/t原料)8737.4（208）7工艺设备总台数台a)制氢装置台27(1)容器（反应器+塔+容器）台18（1+5+12）(2)换热器（换热器+空冷）台4(3)工业炉台1(4)机泵（压缩机+泵）台4（2+2）b)加氢装置台(1)容器（反应器+塔+容器）台27（2+5+20）(2)换热器（换热器+空冷）台30（26+4）(3)工业炉台2(4)机泵（压缩机+泵）台48（6+42）表1.5.2-2主要评价指标一览表序号项目单位指标备注1项目建设总资金1.1项目总投资104元157231.2项目总建设投资104元144491.3建设期利息104元3411.4流动资金104元9332主要效益指标2.1年均销售收入104元317272.2年均总成本费用104元272912.3年均销售税金及附加104元14652.4年均利润总额104元2971税前2.5内部收益率2.5.1内部收益率（所得税前）%25.382.5.2内部收益率（所得税后）%21.842.6财务净现值2.6.1财务净现值（所得税前）104元107072.6.2财务净现值（所得税后）104元68802.7静态投资回收期含建设期1年2.7.1投资回收期（所得税前）年4.892.7.2投资回收期（所得税后）年5.142.8借款偿还期年4.701.5.31.5.3.1本项目原料来源于扬子石化-巴斯夫有限公司的乙烯裂解C9馏分油，氢气来源于拟建的制氢装置。1.5.3.2本装置主要产品是市场所需优质的混合二甲苯、C9芳烃、C10芳烃、120#芳烃溶剂油等。1.5.3.3装置平面布置紧凑合理，公用工程和辅助配套系统尽可能减少占地，以节省投资。1.5.3.4本装置采用了目前国内外已工业化、成熟、先进的C9加氢工艺技术，不仅产品质量好、收率高、能耗低，且对环境不产生或少产生污染。并采用集散型控制系统（DCS），能保证装置的技术水平和产品质量、结构的先进性，各项技术经济指标达国内一流，国际先进水平，经济效益和竞争实力都将得到大幅度提升。1.5.3.5本装置采用了先进的环境友好工艺，对废气、废水、废渣和噪声采取了有效的控制和处理措施。1.5.3.6本项目设计中严格执行有关标准规范，针对生产过程中的各种危险因素，采取有效的防护措施，可以达到安全生产，保障职工健康。1.5.3.7根据投资估算和经济评价，本项目总投资为15723万元，其中建设投资14449万元；项目建成后年均总成本27291万元，所得税后利润为2192万元，所得税后全部投资财务内部收益率21.84%，投资回收期5.14年（含建设期1年），各项经济评价指标均好于行业基准值，满足财务评价的要求。综上所述，本项目技术先进，工艺合理，产品质量好,在市场上具有较强的竞争力,给企业带来较好的经济效益，因此在工艺上和经济上均是可行的。2市场分析2.1C9分离和石油树脂的发展情况美国早在1930年开始了C9芳烃石油树脂的研究工作，40年代美国Picco公司实现了C9芳烃石油树脂的工业化；日本于1961年首先建成了一套4000t/a的C9芳烃石油树脂装置，随着石油工业的发展，石油树脂得到迅速发展，其生产技术日趋成熟，并具有相当的生产规模。近年来随着生产技术的不断改进和市场竞争，新品种不断出现，应用领域不断拓宽，已发展成为多品种、多牌号、多用途的功能性合成树脂。目前世界石油树脂的生产基本上被美国西欧日本等大公司垄断，美国和日本是世界上最主要的C9石油树脂消费国，约占世界总消费量的2/3，估计目前全球石油树脂产量约2.7×105t/a，主要厂商及能力见表2.1-1。C9石油树脂原料供应商主要有美国的Lyondell公司、Exxon公司、西欧的Rsm公司和Dow公司。

表2.1-1国外C9石油树脂生产状况公司生产能力（103t/a）公司生产能力（103t/a）美国Neville27.22荷兰Hercules10美国Lawter18.15德国VFT＜15美国Hercules27.22日本三井石化＜20美国Exxon18.15日本石化＜18美国Sunbelt9.07日本Tosoh18（含C5/C9共聚树脂）美国Sartomer10.0日本东邦化学15（含C5/C9共聚树脂）美国Resinall9.07美国其它公司4.54美国小计123.38（100.0～132.3美分/kg）日本小计71（128美分/kg）法国Exxon5巴西1.36法国Cdf20韩国、台湾4.54（88.2～99.2美分／kg）比利时Neville10荷兰Dsm10合计270.28国外主要C9石油树脂产品有：（1）常规C9石油树脂。由裂解汽油中140～210℃馏份聚合而成；（2）脂肪族改性芳烃树脂。为改进与EVA配伍性，将C9芳烃树脂用C9馏份进行烷基化；（3）加氢C9石油树脂。如Arakawa公司的Arkon树脂，其中C9芳烃树脂被部分或全部加氢以控制其极性。Hercules公司将其加氢的纯单体树脂称为RegalRez系列，该公司也对脂肪族改性芳香族树脂进行加氢，以便和Eastman公司的加氢树脂竞争；（4）纯单体芳香族树脂。它们是未加氢的水白色树脂，可使用的单体有：α-甲基苯乙烯（Amoco-18，Amoco公司生产），苯乙烯（Piccolastic，Hercules公司生产），α-甲基苯乙烯与乙烯基甲苯（Piccotex，Hercules公司生产），苯乙烯-α-甲基苯乙烯（Krystalex，Hercules公司生产），苯乙烯-异丁烯（Velsicol，Lawter公司生产，未工业化），苯乙烯-丙烯酸酯等；（5）共聚石油树脂。C9馏份与某些C5浓缩物共聚，它们比古马隆树脂或常规C9树脂具有更高的碘值，且溶解性很好，如Neville的Nevchem系列；（6）二次聚合树脂。采用AlCl3聚合，熔点为10℃、25℃、30℃，市场上的商品如PiccoAP-10，NevilleNP-10等；（7）焦油树脂。目前我国比较大的C9石油树脂生产企业主要集中在北方，生产能力达5000t/a的有三家，其余规模较小，产品主要有深色和浅色两种，C9原料主要来自乙烯装置的副产物，如燕山石油化工公司、大庆石油化工总厂、兰州化学工业公司、扬子石油化工公司、齐鲁石油化工公司等，详见表2.1-2。表2.1-2国内C9石油树脂生产状况厂家生产能力kt/a鞍山化工一厂5大庆石化总厂实业公司6吉林化学工业公司有机合成厂4内蒙赤峰林东石化厂3江苏靖江树脂厂42.2C9加氢产品溶剂油的发展情况世界每年消耗溶剂油产品2000万吨以上（其中石油类溶剂油占一半），我国石油类溶剂油年产量约200万吨，其潜在市场是很大的。目前炼油行业内其他企业对溶剂油时常也相当重视，纷纷推出新品。如九江石油化工总厂研制出160#脱芳溶剂油，是生产香烟过滤嘴丙纶丝胶粘剂的主要原料之一，还可作为精细化工产品的溶剂、毛纺行业的羊毛脱脂剂及电路清洗剂等。茂明石油化工公司众和化塑有限公司和青岛石大卓越公司都瞄准市场分别开发出多种牌号环保型溶剂油，备受客户青睐，产品供不应求，环保溶剂油每年仅在广东的需求量就达11万吨，市场前景广阔。3建设规模及产品方案3.1建设规模本项目C9加氢装置设计规模为5万吨/年，天然气蒸汽转化变压吸附制氢装置设计规模为1500Nm3/h，开工时数8000小时。3.2产品方案本项目产品为混合二甲苯、120#溶剂油、C9芳烃溶剂油、C10芳烃溶剂油。3.3产品及副产品性质3.3.1C9原料经过两段法加氢后生产的产品质量指标见表3.3.1

表3.3.1产品项目要求数值双烯值，gI2/100g≤2马来酸酐和双烯值的测定方法UOP-326-58胶质，mg/100ml≤8车用汽油和航空燃料实际胶质测定方法GB8019-87溴价，gBr2/100g≤1石油馏分和工业脂肪族烯烃溴价测定法GB-11135-89石油产品溴值测定法SH/T0236-92硫含量，ppm≤15有机液体产品微量硫的测定法GB6324.4-86芳烃损失%≤2溶剂油芳香烃含量测定法SH/T0118-924工艺技术及设备方案4.1工艺技术选择4.1.1制氢工艺技术路线的选择在无廉价纯氢供应的条件下,大量制取工业氢气以烃类的水蒸汽转化法最为成熟并获普遍应用。目前国内外水蒸汽转化法制氢按粗氢气提纯方式的不同主要有常规法和变压吸附法两类。常规法是将中温变换后的转化气再经低温变换，然后采用化学吸收的方法除去其中的CO2，最后进行甲烷化反应将残余的CO和CO2转化成CH4，生产出合格的工业氢气。该法的流程和操作较PSA法复杂，由于转化炉出口的甲烷在后续的变换、脱碳和甲烷化工序中无法除去，因而为提高工业氢气的纯度不得不降低转化炉出口的压力，即使如此其产品氢气的纯度也只有96%（V）左右，产品压力约为1.3MPa。但该法的氢气产率较高，和PSA法相比，在同样的产氢量下所耗原料较少。国内近期已建成的有锦西、锦州等炼厂的2万Nm3/h的制氢装置。PSA法是将中变气冷却后直接引入PSA单元，采用若干个吸附床用物理吸附的方法将氢气提纯到99.99%（V）以上，产品氢气的压力一般为2.1～3.3MPa。中变气中的CH4、CO、CO2和部分氢气作为尾气排出用作转化炉的燃料。该法较常规法流程和设备简单，操作方便，但产氢率较常规法低，原料消耗量相对较高。PSA单元本身的操作弹性为30～110%，故能适应需要有较大操作弹性的场合。国内已建成的装置有大连西太平洋石化有限公司（6万Nm3/h）、天津石化公司炼油厂（4万Nm3/h）、齐鲁石化公司炼厂（4万Nm3/h）的制氢装置以及引进的金山（4.2万Nm3/h）、扬子（7.2万Nm3/h）的制氢装置等。从以上的简单叙述可见，常规法和PSA相比工序多，使用催化剂、化学药剂种类多，开、停工复杂并增加了非正常停工的可能性，且因为产品氢的纯度低，增加了加氢装置的排放氢量，同时由于产品氢压力低，增加了新氢压缩机的功率。但其原料的消耗则较少。两种方法的综合能耗相近。两种方案的选择目前主要是依据原料和燃料的差价。本装置采用天然气作为制氢原料，炼厂对PSA净化工艺有丰富的操作经验，因此选择PSA制氢工艺。根据本厂的特点，在工艺流程操作条件的选用上有以下几点考虑：1)制氢装置压力的确定制氢装置的压力主要考虑以下几个因素：a)PSA的最佳化，PSA入口压力过低会减少PSA单元可能的均压次数，降低了氢气的收率，并降低了吸附剂的吸附能力，同时，由于压力过低变压吸附罐的体积也会增大也不利于降低设备的投资；反过来过高的压力虽然能增加均压次数，但过多的均压次数是以增加吸附罐的数量和控制阀组的数量为代价的，同时过高的压力会使得吸附罐的壁厚加大，从而投资增加，并且氢气的回收率也不再增加。国内炼厂尚无PSA系统操作压力超过3.5MPa的工业运行经验,因而PSA最佳的入口压力应在21～32kg/cm2（a）之间；b)转化炉出口压力，制氢转化反应为体积增加的反应，增加压力会增加转化炉出口残余甲烷的含量，这部分甲烷又会带到PSA中增加其处理负担；残余甲烷含量增高势必会在同样产氢量下增加原料的耗量，增加氢气的成本，同时增加的原料量又会增加装置的处理负荷，增加能耗和设备尺寸，所以转化出口的残余甲烷含量通常要求小于7%。在保证残余甲烷含量的前提下提高转化出口压力只能同时提高转化出口温度，这两者共同恶化了转化炉管的操作状况，故需增加炉管及出口管系的壁厚或提高材质，这些均大大增加了转化炉的成本；所以，通常转化炉管出口压力一般不超过35.0kg/cm2（g）；c)制氢装置的主要设备加氢、脱硫和转化炉管的设计分别是按干基空速、硫容、干基空速和炭空速进行设计的，提高压力不会减小这些设备的尺寸，反过来由于压力的提高会增加制氢装置内设备的压力等级，增加设备投资。根据上述原则本装置将加氢脱硫反应压力确定为3.4MPa（a），此方案可以使制氢造气和PSA操作均处于最合理的工作条件下，使得装置的总投资和综合能耗最为合理。2)发生蒸汽压力的确定制氢装置需要用蒸汽与原料进行转化反应，这部分蒸汽与原料混合后经预热引入转化炉管，其压力必须高于混合预热段入口的压力，（设计为3.5MPaG），装置自产的蒸汽主要用作工艺反应所需，其压力满足上述条件即可（本可研暂按3.5MPa设计），剩余副产蒸汽降压进入1.0MPa管网。4.1.2加氢工艺技术路线的选择裂解C9馏分油轻组分中含有的不饱和组分主要有双烯烃（脂肪族或环状的）、链烯基芳烃（如苯乙烯及衍生物）、茚、单烯烃，另外含有一定量的杂质，硫化物及氮化物。这些物质不仅组成复杂，同时使油品性质不稳定和对环境的污染，必须通过加氢反应将其饱和或脱除，才可作为生产高芳溶剂油的原料。上述不饱和组分和杂质的脱除，其加氢反应的工艺条件有很大差别，脱硫反应的反应压力较高，且温度一般选择在260～320℃之间进行。单烯烃在此工艺条件下可全部被加氢而饱和。但双烯烃和链烯基芳烃在该温度下将转化为胶质。首先可能沉积在热交换器上，逐渐造成流程堵塞。同时沉积在催化剂床层上，堵塞催化剂的孔道，导致催化剂很快失活，所以，双烯烃和和链烯基芳烃的加氢反应必须在较低的温度（80～180℃）进行，才能有效地减少结胶现象。因此，该整个反应系统设置两个加氢工段。C9裂解汽油一段选择性加氢，在较缓和的工艺条件下，进行选择性加氢脱除裂解C9馏分油轻组份中的双烯烃和容易聚合的链烯基芳烃、茚等，生产稳定的C9裂解汽油。产品不但是非常好的高辛烷值汽油添加组分，而且可以作为生产高芳烃溶剂油的原料。C9裂解汽油二段选择性加氢，在较高的温度和压力下，可加氢脱除经一段反应后的单烯烃和硫，生产优质高芳烃溶剂油。整套裂解C9加氢工艺技术过程属于以催化剂为核心的工艺技术应用，具体涉及乙烯副产的裂解C9馏份脱胶质、加氢脱双烯、苯乙烯衍生物等、烯烃加氢饱和及脱硫。整个工艺流程：将经过聚合后除去聚合物的混合裂解C9组分原料入脱胶质塔减压蒸馏脱出其中部分胶质，同时切割出130～190℃馏份，然后将该馏份经过一段加氢催化剂脱除双烯和苯乙烯衍生物；再经过二段加氢催化剂将单烯烃加氢饱和并脱硫，然后进行蒸馏，最终生产出优质高芳烃溶剂油。4.2工艺流程及消耗定额4.2.1工艺流程说明4.2.1.1制氢装置工艺流程说明天然气与少量氢气混合后，经蒸汽转化炉对流段的原料气预热器升温至380℃左右，进入脱硫器，在脱硫器中将原料气中的硫脱至0.1PPm以下。脱硫后的原料气与工艺蒸汽（3.5MPaA）按H2O/∑C=3～4进行自动化值调节混合气预热器，进一步预热到510℃以上，从上集气总管及上猪尾管，均匀地进入转化管中，在催化剂层中，甲烷与水蒸汽反应生成CO和H2。甲烷转化所需热量由顶部烧咀燃烧燃料混合气提供。转化气出转化炉的温度为850℃，高温转化气进入废热锅炉的管程。产生2.5MPaA的饱和蒸汽。出废热锅炉的转化气温度降至230℃，转化气再依次进入锅炉给水预热器、转化气水冷器、转化气水分离器，将冷凝液分离出工艺冷凝液，工艺气体送至变压吸附。作为燃料的天然气与变压吸附的脱附气混合，再根据转化炉出口气体温度的高低调节入燃料气预热器的燃料气量。燃料气经过流量调节后进入顶部烧嘴燃烧，向转化炉提供热量。为回收烟气热量，在转化炉对流段内设四组换热器：（由高温段至低温段）1）混和原料预热器；2）原料气预热器；3）空气预热器；由转化气分离器分离出来的含CO2、H2等溶解气体的工艺冷凝液，经过减压后送往污水处理站。脱盐水经过脱盐水预热器后，进入脱氧槽，经过蒸汽脱氧后，脱氧水进入锅炉给水预热器预热后，进入烟道气废锅和转化气废锅副产蒸汽。锅炉副产的蒸汽除了一部分作为自身利用之外，还有部分输出，可以根据工厂情况，可以输出饱和蒸汽和过热蒸汽两种。为使锅炉给水符合要求，需加入少量的磷酸盐溶液和脱氧剂，以改善炉水的结垢情况和腐蚀情况。汽包需连续排出部分锅炉水以控制汽包内炉水的总溶固量。变压吸附由8个吸附塔组成，在任意时刻都有1台吸附塔处于吸附状态，转化气中的甲烷、二氧化碳和一氧化碳等组分被停留在吸附剂的表面，氢气作为非吸附组分从吸附塔的顶部收集得到，送往界外。被杂质组分饱和的吸附剂通过再生步骤，从吸附剂上脱附出来，通过收集后送往转化炉作为燃料。吸附塔的再生步骤由一均降、二均降、顺放、逆放、冲洗、二均升、一均升和终升等10个步骤组成，再生结束，吸附塔又重新具备处理转化气并生产氢气的能力。8个吸附塔轮流进行上述的步骤，保证连续处理转化气，同时连续生产氢气的目的。4.2.1.2a)脱胶塔单元重碳九原料自罐区原料罐来，自进料泵（P-101）加压后进入裂解C9原料-脱胶质塔底换热器（E-101）壳程换热，再进入裂解C9原料-二段加氢产物换热器（E-102）与换热器（E-109）来的二段反应后物料换热，以一定气化率进入脱胶质塔（T-101）。T-101为负压操作，塔釜油为重油，由脱胶质塔底泵（P-102）升压经E-101换热冷却送出装置，来自导热油系统的导热油通过脱胶质塔再沸器（E-105）为脱胶塔（T-104）塔釜提供热量。T-101塔顶气相通过脱胶质塔冷却器（E-103）由循环水冷却后去回流罐（D-101），系统中不凝气和部分饱和油气再经后冷器（E-104）冷凝、冷却，尾气由真空泵（P-109）抽出，保证塔顶压力8kPa（A）。D-101中的物料由回流泵（P-103）抽出，一部分作为T-101的回流，另一部分去一段加氢进料缓冲罐（D-102）。不合格物料经过不合格油冷却器（E-114）冷却返回原料罐。b)一、二段加氢精制单元脱除胶质后的重碳九在D-102中经过脱水网脱除游离水，将大部分水凝结后由脱水包排除。为防止氧气进入系统，作氮封处理。一段加氢原料油经一段加氢进料泵（P-104）从D-102抽出，增压后由调节阀控制流量与一段加氢产物循环泵（P-105）输送的循环物料混合，经加氢进料过滤器过滤后，进入一段加氢进料冷却器（E-106）冷却至75℃，进入一段加氢反应器（R-101）。由一段循环氢压机（K-102）来的氢气自反应器顶部进入。经过催化剂床层进行加氢反应，脱除双烯、苯乙烯及其衍生物、茚等，然后进入反应器下部的分离器段，分离器的底部液体物料一部分经二段加氢产物进料泵（P-106）进入二段加氢；另一部分经一段加氢产物循环泵（P-105）与一段反应进料混合，进料与循环料的比例为1：5。循环氢自R-101分离器段的上部经一段加氢气相冷却器冷却，然后进入一段循环氢入口分液罐（D-107）气液分离，液相返回D-102，气相进入压缩机（K-102）进入循环使用。来自P-106的一段加氢反应产物，与来自二段加氢产物循环泵（P-107）的循环物料混合，进料与循环料的比例为1：4，经一段加氢产物-二段加氢产物换热器（E-109）换热，然后与经二段循环氢-二段加氢产物换热器（E-108）加热的循环氢混合，二段循环氢来自二段循环氢压机（K-103），混合后进入二段加氢进料加热炉（F-101）加热到310℃气化，进入二段加氢反应器（R-102）进行加氢反应，在催化剂作用下，油品中的单烯烃被加氢饱和，氮、硫、氧原子的杂质被加氢去除变为小分子。加氢反应产物依次通过E-108、E-109、E-102充分换热后进入二段加氢空冷器（A-101）冷凝冷却，再经过二段加氢冷却器（E-110）进一步冷却后进入高分罐（D-104），液相一部分由P-107抽出由调节阀控制流量后循环。另一部分进入低分罐（D-103）继续气液分离，D-104中的气相经二段循环氢脱硫罐（D-103）脱硫后至二段循环氢入口分液罐（D-108），D-103中的液相混合芳烃经脱轻塔进料泵（P-108）至混合芳烃-脱烷烃塔顶换热器（E-206）换热后进入分馏系统。c)压缩机系统流程来自制氢装置的新氢进入新氢入口分液罐（D-106），然后经新氢压缩机（K-101）压缩至3.8MPa，分为两路，一路与一段循环氢混合至R-101，另一路与二段循环氢混合至R-102；来自R-101的循环氢经E-107冷却后进入D-107分液，进入K-102将压力由2.8MPa提高到3.4MPa，与新氢混合后再循环至R-101；来自R-102的循环氢经D-108分液后，进入K-103将压力由2.95MPa提高到3.8MPa，与新氢混合后再循环至R-102；整个系统压力由K-101出口至D-106的返回流量来控制。d）分馏系统流程从加氢精制来的混合芳烃经P-106升压后至E-206换热，进入脱轻塔（T-201），塔顶油气经脱轻塔顶空冷器（A-201）、脱轻塔顶后冷器（E-201）冷凝冷却至40℃后进入脱轻塔回流罐（D-201），回流罐压力通过氮气控制。回流罐液相经脱轻塔回流泵（P-201）升压后，一部分作为T-201的回流，另一部分作为120#溶剂油产品出装置；T-201塔底油经脱轻塔底泵（P-202）进入二甲苯塔（T-202）；塔底热量由来自导热油系统的导热油经脱轻塔底再沸器（E-203）供给。T-201塔底油经脱轻塔底泵（P-202）进入二甲苯塔（T-202）分馏，塔顶油气经二甲苯塔顶空冷器（A-202）、二甲苯塔顶后冷器（E-202）冷凝冷却至40℃后进入二甲苯塔顶回流罐（D-202），回流罐压力通过氮气控制。回流罐液相经二甲苯塔回流泵（P-203）升压后，一部分作为T-202的回流，另一部分作为混合二甲苯产品出装置；T-202塔底油经二甲苯塔底泵（P-204）进入脱烷烃塔（T-203）；塔底热量由来自导热油系统的导热油经二甲苯塔底再沸器（E-204）供给。T-202塔底油经二甲苯塔底泵（P-204）进入脱烷烃塔（T-203）分馏，塔顶油气首先与来自P-106的混合芳烃经混合芳烃-脱烷烃塔顶换热器（E-206）换热，然后经烷烃塔顶空冷器（A-203）冷凝冷却至60℃后进入脱烷烃塔顶回流罐（D-203），回流罐压力通过氮气控制。回流罐液相经脱烷烃塔顶回流泵（P-205）升压后，一部分作为T-203的回流，另一部分再经C9重芳烃产品冷却器（E-207）冷却至40℃作为C9芳烃溶剂油产品出装置；T-203塔底油经脱烷烃塔底泵（P-206）进入重芳烃塔（T-204）；塔底热量由来自导热油系统的导热油经脱烷烃塔再沸器（E-205T-203塔底油经脱烷烃塔底泵（P-206）进入重芳烃塔（T-204）分馏，塔顶油气经重芳烃塔顶冷却器（E-209）冷凝冷却至60℃后进入重芳烃塔顶回流罐（D-204），该塔为负压操作，塔顶压力为20kPa（A），通过重芳烃塔顶真空泵（P-209）来实现。回流罐液相经重芳烃塔顶回流泵（P-208）升压后，一部分作为T-204的回流，另一部分作为C10芳烃溶剂油产品出装置；T-204塔底油经重芳烃塔底泵（P-207）经重芳烃冷却器（E-210）冷却至60℃作为产品重芳烃出装置；塔底热量由来自导热油系统的导热油经重芳烃塔再沸器（E-2084.2.2主要工艺操作条件4.2.2.1制氢装置主要工艺操作条件1)加氢反应温度230～380℃反应压力3.4MPa（a）气空速388.3Nm3/m3h配氢量H2/总天然气～3（V）2)脱硫反应温度380℃反应压力3.4MPa（a）入口硫含量200ppm（wt）出口硫含量≤0.5ppm（wt）饱和硫容11kg/100kg催化剂3)转化反应温度入口510℃出口850℃反应压力入口3.40MPa（a）出口3.20MPa（a）水/碳比3（H2Omol/Cmol）碳空速793h-1出口残余甲烷＜7%V（干基）其他操作参数：产品流量1500Nm3/h（操作弹性：30%-110%）氢气纯度≥99.99%（V%）氢气输出压力≥3.0MPa4.2.2一段加氢工艺条件：总液体体积空速4hr-1(其中原料进料量为1，循环料量为5)进口温度60～75℃，末期进口温度120℃反应温度60～180℃（放热结果）反应压力3.0MPa体积氢油比200～250二段加氢工艺条件：总液体体积空速3hr-1(其中原料进料量为1，循环料量为4)进口温度290～310℃反应温度310～350℃（放热结果）反应压力3.5MPa体积氢油比400～6004.2.3物料平衡4.2.3.1制氢装置物料平衡制氢装置物料平衡见表4.2.3.1。表4.2.3.1制氢装置物料平衡数量项目kg/ht/d104t/a备注入方天然气53512.840.428脱盐水190845.791.5264空气175742.171.4056合计4200100.83.36出方工业氢气1353.240.108含循环氢尾气278866.9122.2304酸性水127730.6481.0216合计4200100.83.364.2.3C9加氢装置物料平衡见表4.2.3.2。表4.2.3.2加氢装置物料平衡数量项目kg/ht/d104t/a备注入方：裂解C9馏分62501505氢气902.160.072合计6340152.165.072出方：重油1000240.8120#溶剂油1663.9840.1328混合二甲苯69916.7760.5592C9芳烃溶剂油249059.761.992C10芳烃溶剂油155037.21.24重芳烃43510.440.348合计6340152.165.0724.2.4消耗指标4.2.4.1制氢装置消耗指标制氢装置辅助材料消耗见表4.2.4.1-1，公用工程消耗见表4.2.4.1-2。表4.2.4.1-1制氢装置辅助材料消耗量表序号物料名称型号或规格年用量（t）一次装入量（t）预期寿命（a）备注1磷酸钠0.152锰铁脱硫剂1.2m1.2m13氧化锌脱硫剂0.6m0.6m14转化催化剂1.35m1.35m25活性氧化铝SPM-3030.56活性碳SPM-2051.47分子筛SPM-1062.6表4.2.4.1-2制氢装置公用工程消耗汇总表序号物料名称单位数量备注1新鲜水t/h3间断2脱盐水t/h2.5连续3循环水t/h120连续4电kW·h/h169连续5仪表空气Nm3/h120连续4.2.4.2加氢装置消耗指标加氢装置辅助材料消耗见表4.2.4.2-1，公用工程消耗见表4.2.4.2-2。表4.2.4.2-1加氢装置辅助材料消耗量表序号物料名称型号或规格年用量（t）一次装入量（t）预期寿命（a）备注1一段催化剂MH-15.35.312二段催化剂MH-26.46.423橡胶用溶剂油120#269每次耗量4硫化剂二甲基二硫0.6556每次耗量5活性瓷球Φ62.252.2526活性瓷球Φ204.1754.17527脱硫剂949428导热油340#34343表4.2.4.2-2加氢装置公用工程消耗汇总表序号物料名称单位数量备注1新鲜水t/h3间断2除氧水t/h1.2连续3循环水t/h720连续4电kW·h/h1081连续5蒸汽1.1MPat/h2间断6仪表空气Nm3/h200连续7非净化风Nm3/h200间断8氮气Nm3/h210间断9天然气t/h0.216连续10煤t/h2.75连续4.2.5工艺安装方案4.2.5.1布置原则a)装置布置设计必须满足工艺流程、安全生产和环境保护的要求，同时满足工厂总体布置要求，对操作、检修和施工所需要的通道、场地和空间综合考虑，本着流程顺畅、布置紧凑、减少占地、节省投资的原则，力求做到安全可靠、经济合理、整齐美观、节省占地，尽可能满足用户要求；b)依据装置在工厂总平面图上的位置及相关装置、罐区、界外管廊、厂区道路的相对位置，合理布置装置内管廊与道路，并与相邻装置的布置相协调；c)设备布置设计遵循按流程顺序和同类设备适当集中相结合的布置原则，在中央架空管廊两侧按流程顺序布置塔、容器、换热器等工艺设备，以减少占地和节省投资；d)设备布置设计应最大限度地实现工厂模式改革的联合化、露天化，并结合所在地区的气温、降雨量、风沙等自然条件和生产过程特点及某些设备特殊要求，确定哪些设备可露天布置，哪些设备宜布置在厂房内或应设雨棚；e)设备布置设计应充分考虑工艺系统PID图要求的设备高差和泵吸入头（NPSH）的需要，以及过程控制对设备布置的要求。此外，为防止堵塞、结焦，控制压降、降温等有工艺要求的相关设备尽量靠近布置；f)明火设备必须布置在处理可燃液体或气体设备的全年最小频率风向的下风侧，并集中布置在装置边缘；g)装置的控制室、变配电室、化验室、生活间等应布置在装置的一侧，位于爆炸危险区域以外，并位于甲类设备全年最小频率风向的下风侧；h)在布置敏感设备（如压缩机）、高温、高压设备时，要同考虑应力管道的走向或调整设备位置来满足管道的热（冷）应力要求；i)设备、建筑物、构筑物应满足防火、防爆标准规范外，对于有毒、有腐蚀性的介质的设备应分别集中布置，还应在开停工、检修过程中可能有可燃液体泄漏、漫流的设备区周围设置不低于150mm高的围堰和导液设施，以便集中处理；j)装置内及各单元之间设有消防、检修贯通式道路，并与界区外四周的环行通道相通以保证消防和检修作业的可抵达性和可操作性。对于装置内大于10000平方米的区域面积，应采用道路相隔。4.2.5.2装置布置方案荆州泛亚石化5×104吨/年C9加氢工程包括制氢装置、加氢装置以及配套的罐区、公用工程设施，生产装置及配套工程主要设备有加热炉、反应器、塔、换热器、容器、压缩机及泵，生产过程的原料裂解C9馏分、氢气、天然气和产品120#溶剂油、混合二甲苯、C9芳烃溶剂油、C10芳烃溶剂油、重芳烃，均为易燃或易爆液体和气体。根据《建筑设计防火规范》，该装置生产的火灾危险性分类为甲类，本装置按工艺流程分为反应部分、分馏部分和公用工程等三个部分，装置布置严格执行《建筑设计防火规范》、《石油化工企业设计防火规范》、《石油化工工艺装置布置设计通则》等有关标准规范，考虑到场地地形、风向条件及周边环境因素，每部分布置时采用相对独立的流程顺序与同类设备适当集中相结合的原则，而不同部分的设备也适当穿插布置，以节约占地，本项目制氢装置占地面积50×40＝2000m2，加氢装置占地面积125×60＝7500m2。1)本装置设主管廊，在管廊两侧按流程顺序集中布置设备，一般不布置与工艺流程无直接关系的设备，以缩短管廊长，即缩短了装置占地长度；在管廊下还布置了机泵和小型设备，以有效利用管廊空间；2)由于容器、换热器较多，大部分布置在构架上，构架与塔平台连接，以方便操作和检修；3)本装置依据流程及同类型空冷器相对集中的原则，空冷器集中布置在管廊上层，以减少占地，并考虑结构设计合理，管道易于支撑；4)加热炉布置于装置西南角，处于装置全年最小频率风向的下风侧，与含可燃油或气工艺设备、氢气（甲类气体）压缩机厂房、泵房均满足15m5)高、低压设备区相对分开，高压设备集中布置，反应器成组布置在紧靠近加热炉北侧的框架内，以节省合金管线。在反应器框架顶部设有吊装催化剂和供检修用的吊车梁，框架低部留有卸催化剂的空间，在框架西侧设有通道和检修空间；6)塔的布置按流程顺序沿主管廊或框架北侧成组中心线对齐，以便安装和配管；7)泵露天布置在管廊下，泵成双排布置，两排动力端相对，在中间留有检修通道，有效利用管廊空间；8)氢气压缩机布置在压缩机厂棚内，以保证排除有毒、易燃、易爆气体和余热；9)本装置与界区外配套工程的衔接分地上和地下两部分：原料、产品、中间产品和部分公用工程架空敷设管道，通过管廊在南侧进出界区，仪表、电缆槽盒也通过管廊在南侧进出界区；埋地敷设的循环水、新鲜水、污水等管道由装置南侧进出；消防水管道环装置布置；装置内检修/消防通道均与四周环形通道相通；10)本装置在道路设置上实现检修/消防合一；装置的南北向设贯通式检修/消防道路，可进行反应器的催化剂装卸及换热器、炉管吊装；另外在压缩机室设有吊车，便于大型机泵的安装和检修。4.2.6设计采用的规范、标准《建筑设计防火规范》GB50016-2006《石油化工企业设计防火规范》（1999年版）GB50160-92《爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范》GB50058-92《石油化工设计能量消耗计算方法》SH/T3110-2001《炼油装置工艺设计规范》SH/T3121-2000《炼油装置工艺管道流程设计规范》SH/T3122-2000《石油化工工艺装置布置设计通则》SH3011-2000《石油化工合理利用能源设计导则》SH/T3003-2000《石油化工管道布置设计通则》SH3012-2000《石油化工设备和管道隔热技术规范》SH3010-2000《石油化工设备和管道涂料防腐蚀技术规范》SH3022-1999《石油化工管道柔性设计规范》SH/T3041-2002《石油化工非埋地管道抗震设计通则》SH/3039-20034.3工艺设备技术方案4.3.1制氢装置4.3.1.1概述本装置共有设备30台，其中非定型设备18台、机泵6台、其它机械和定型设备5台。设备分类汇总见表4.3.1.1。表4.3.1.1设备分类汇总表序号类型国内定货国外定货合计备注台数金属重(t)台数金属重(t)台数金属重(t)1非定型18182机泵663工业炉114其它55合计30304.3.1.2关键设备方案比选a)反应器本装置有一台反应器，其中一台脱硫反应器。根据操作条件，脱硫反应器主体材质选用15CrMoR。b)转化炉该炉采用顶烧箱式炉炉型，炉顶设置气体燃烧器。该制氢转化炉内布置转化管，转化管采用上部弹簧吊架吊挂及下部支撑相结合的支撑方式，其与出入口集合管均采用尾管连接。入口集合管采用直接外保温，而出口集合管则采用集合管箱保温形式，与出口集合管相连的集合总管采用内衬保温形式。该炉炉墙和炉顶均采用含锆耐火纤维组合件作为炉衬，其特点是使用温度高、保温性能好、使用寿命长且施工简便；炉底衬里采用耐火砖及两层轻质浇注料背衬。该炉产生的约900℃4.3.2加氢装置4.3.2.1本装置共有设备168台，包括非定型设备29台、机泵48台、加热炉2台及其它机械和定型设备89台。其中非定型设备包括加氢反应器两台、塔器5台，容器20台，换热器2台。非标设备总吨位为326.3吨，设备分类汇总见表4.3.2.1-1；非定型设备分类汇总见表4.3.2.1-2，机泵分类汇总见表4.3.2.1-3，工业炉分类汇总见表4.3.2.1-4

表4.3.2序号类型国内定货国外定货合计备注台数金属重(t)台数金属重(t)台数金属重(t)1非定型29326.329326.32机泵48483工业炉224换热器24245空冷器445其它6161合计168168表4.3.2序号类型国内订货国外订货备注台数金属重量（t）台数金属重量（t）总重合金钢总重合金钢材料重量材料重量1反应器120.515CrMoR2反应器113.515CrMoR堆焊（E309L+E347）3塔器119.620R410816MnR4容器22158Q235-B、20R16MnR5换热器26.7壳、管程：16MnR管束：20合计29326.3

表4.3.2.1-3机泵分类汇总表序号类型国内定货国外定货合计备注台数重量（t）台数重量（t）台数重量（t）1往复压缩机662泵38383真空泵44合计4848表4.3.2.1-4工业炉分类汇总表序号类型国内订货国外订货备注台数金属重量（t）台数金属重量（t）总重其中合金钢总重其中合金钢材料重量材料重量1圆筒炉1115炉管1Cr19Ni11Nb2导热油炉1113合计22284.3.2.2a)反应器本装置共有两台反应器，分别为一段加氢反应器（R-101），反应器规格为Φ1200×17900（切线）采用板焊结构，主体材质选用15CrMoR；二段加氢反应器（R-102），反应器规格为Φ1200×8800（切线）采用板焊结构，主体材质选用15CrMoR+E319+E347（堆焊）。b)塔器本装置共有五台塔器，其中一台为脱胶质塔（T-101），规格为Φ2000×Φ1400×24000（切线）材质选用20R,板焊结构；一台为脱轻塔（T-201），规格为Φ1200×18000（切线）材质选用16MnR，板焊结构；一台为二甲苯塔（T-202），规格为Φ1600×37000（切线）材质选用16MnR，板焊结构；一台为脱烷烃塔（T-203），规格为Φ2400×38000（切线）材质选用16MnR，板焊结构；一台为重芳烃塔（T-204），规格为Φ1600×25000（切线）材质选用16MnR，板焊结构。c)压缩机新氢压缩机、一段循氢压缩机和二段循氢压缩机各2台，一开一备，压缩机为对称平衡型往复式压缩机。均为1级2列布置。压缩驱动电机可采用增安型无刷励磁同步电机，电机防爆等级为e=2\*ROMANIIT3，防护等级为IP54。d)反应进料泵反应进料泵采用双壳体多级筒型高速离心泵，增安型异步电动机驱动，电机防爆等级为e=2\*ROMANIIT3，防护等级为IP54。该类型的机组在国内已有一些制造和使用业绩，建议采用国内产品。e)加热炉本项目共有加热炉二台，一台为燃煤导热油炉，热负荷为1.2×104kW，导热油循环量为600m3/h，由生产厂家成套供应，主要包括加热炉、上煤机、鼓风机、引风机、除尘器、空气预热器、油泵、储油罐等；另一台加热炉（F-101）为圆筒炉，热负荷为0.384×104kW，重量为115吨1)加热炉炉型特点①加热炉设计热负荷为3.84MW；设计弹性为热负荷的60%～130%；②加热炉为辐射对流型螺旋盘管圆筒炉，工艺物流从对流室入加热炉，经过对流盘管加热后转入辐射室从辐射室下部出炉；③辐射室内设有辐射炉管支架，材质为高铬镍合金铸件；④根据操作温度、压力及管内操作介质的腐蚀情况，炉管及急弯弯管均采用不锈钢管1Cr19Ni11Nb，其制造标准和验收标准应符合《石油裂化用无缝钢管》GB9948-1988的规定。⑤对流段采用扩面管以强化传热，提高对流传热效果的同时减少对流段烟气阻力降，降低投资；⑥辐射室采用底烧燃气燃烧器，均匀布置。燃烧器采用低氧化氮技术，多次供风分级燃烧方式。从运行的装置看，国内燃烧器能满足生产和规范要求。2）余热回收系统①为提高加热炉余热利用效率以提高加热炉效率，并考虑减少占地，在对流顶部设置空气预