年产10万吨润滑油加氢改质基础油项目可行性研究报告-物料衡算

武汉工程大学本科毕业设计-PAGE40-工艺流程概述；加氢处理部分原料油由装置内原料油泵抽入。由于原料油品种不同，性质差异较大，如轻脱沥青，粘度高，流动性差，为了保证能自罐区顺利抽入，必须维持储罐有足够且稳定的储存温度；但是储存温度也不宜过高，保证流动即可。同时装置的输油管应取较低的流速，并应加强沿途的伴温和保温。原料油自中间罐经原料油升压泵（P-101/3）抽入原料油脱水罐（D-101）,再被原料油升压泵（P-101/1,2）抽入装置与减底油换热（E-104）,温度可达到120℃。换热后的原料油去自动反冲洗过滤器（SR-101），除去油中大于25过滤后的原料油进入原料油缓冲罐（D-102）,原料油缓冲罐设有氮封，压力维持在0.93Mpa左右。缓冲罐中的原料油进入原料被加氢处理进料泵（P-102/1,2）抽出，与循环氢混合后分别在换热器（E-102）和换热器（E-101）中与加氢后精制反应器（R-102）和加氢处理反应器（R-101）来的反应产物换热。通过调整原料油旁路，可控制加氢处理反应产物去加氢精制反应器（R-102）和加氢后精制反应产物去高分（D-103）的温度。油，氢气混合物经换热器（E-102）和换热器（E-101）换热后达到290～383℃（不同原料油，不同的工况温度），进入加氢处理反应进料炉（F-101），加热到370～400℃，而后去加氢处理反应器（R-101）,从加氢处理反应器出来的物流经换热器（E-101）与原料油换热后进入加氢精制反应器。加氢处理反应器是装置最重要的设备，油品的改质主要在这里发生。原料油与氢气混合物料在高压（氢分压10.0Mpa），高温（370～400℃），低空速（体积空速0.5h-1）条件下，经专用催化剂的催化作用，发生一系列加氢改质反应，脱氧，脱硫，脱氮，脱水，芳烃加氢饱和，加氢裂化等反应，脱除原料油中的杂质，改善氧化安定性，粘温性质。为了控制床层温升，加氢处理反应器设有4个催化剂床层，3个冷氢段。加氢处理反应产物经过换热器（E-101）换热后，进入加氢精制反应器进行加氢后的精制反应。加氢后精制部分加氢处理反应产物经过换热器（E-101）换热后，温度达到300～340℃，进入后精制反应器进行加氢后精制反应。进入精制反应器的物料。在氢气和精制催化剂的作用下，进一步进行加氢精制反应，除去烯烃与其它残存的杂质，进一步饱和芳烃，改善油品的氧化安定性与颜色。从加氢后精制反应器（R-101）出来的加氢精制生成油经过换热器（E-102）与混氢原料油换热后进入热高分离器（D-103）进行气液分离。热高分顶部的油气经换热器（E-103）与循环氢换热，然后经过空冷器（A-101）冷却到50℃以下进入冷高分离器（D-104）。在空冷器（A-101）入口管线上注入洗涤软水，以洗去物料中的铵盐。在冷高分离器（D-104）中进行气，油，水的三相分离。水相即为含有硫的污水，送到工厂污水处理装置进行处理。油相基本属于汽油馏分，直接送入冷低分离器。气相分为两路，一路去循环氢压缩机（K-102）。另一路去氢提浓装置，经过提浓的氢气去新氢压缩机（K-101）与新氢混合作为新氢进入装置。由循环氢压缩机出来的循环氢也分为两路，一路经换热器（E-103）与热高分（D-103）热高分离器（D-103）底部的油相进入热低分离器(D-105)，进行进一步的气液分离；热高分顶部的油气物流经过换热器（E-103）及空冷器（A-101）冷却后，温度达到50℃从热低压分离器（D-105）顶部来的气相物流经过空冷器（A-101）冷却后与冷高压分离器来的油相混合进入冷低压分离器（D-106），在此进行进一步气相，油相和水相分离，分离出的水相仍旧为含硫污水送到污水处理装置进行处理，顶部的气体出装置。油相混入热低分来的物流去蒸馏部分的加热炉（F-102）.至此，油品的加氢处理——加氢后精制过程全部完成。常，减压分馏部分热低分油与冷低分油混合后进入加热炉（F-102）加热到360℃左右进入常压汽提塔（C-101）,塔底设有蒸汽汽提，塔顶油气经空冷器（A-102）,水冷器（E-105）冷却至40℃进常压塔顶回流罐（D-108）进行汽，油，水三相分离，分离出的不凝气送出装置，含油污水自流到减压塔顶大气罐（D-109），油相经常压塔顶回流及产品泵（P-105/1,2常压塔设柴油抽出侧线，从侧线塔（C-106）抽出的柴油经轻柴油产品泵（P-116/1,2）升压后经常压侧线空冷器（A-109）冷却到50℃常压塔底油经常压塔底泵（P-104/1,2）抽出升压后，再进行减压塔进料加热炉（F-103）加热至360℃减压部分由一个减压塔，三个侧线汽提塔组成，均用过热蒸汽直接汽提，减压塔（C-102）采用三级抽真空，真空度为40mmHg。减压塔顶油气经大气水封罐（D-109）分离后，不凝气送入减压炉（F-103），含油污水，经减压系统水泵（P-111/1,2）升压后出装置；减顶油经减顶油泵（P-110、1，2）送至不合格油线出装置。减一线为柴油侧线汽提塔（C-103）.减一线油经柴油侧线及减一线中段回流泵（P-112/1,2）自C-102填料第6床层底部抽出后，分成三部分。一部分返回C-102第5床层上部分，一部分进C-103汽提，另一部经减一中段回流空冷器（A-107）冷却后回流至第6床层上部。侧线塔C-103顶蒸汽返回C-102第6床层上部，塔底油经柴油产品泵（P-109/1，2）升压经柴油产品空冷器（A-103）冷却后送出装置。减二线为轻质油润滑油侧线汽提塔（C-104）.减二线油经轻质油侧线及间二段回流泵（P-113/1,2）自C-102第4床层底部抽出后，也分为三部分。一部分返回C-102第三床层上部；一部分进入C-104汽提塔；另一部分经减二中段回流空冷器（A-108冷却后回流至第4层上部。侧线塔C-104顶蒸汽返回C-102第五层下部，C-104塔底油经轻质有产品泵（P107/1,2）升压经轻质油产品空冷器（A-104）冷却后送出装置。减三线为中质润滑油侧线汽提塔（A-105）。减三线油经中质油侧先抽出泵（P-114/1,2）自C-102第三床层抽出后，一部分返回二床层上部，一部分至塔C-105，C-105顶蒸汽返回C-102第三床层底部，C-105塔底油经中质油产品泵（P-107/1,2）升压经中质有产品空冷器（A-105）冷却后送出装置。C-102塔底油经减底油泵（P-106/1,2）抽出升压后，与E-104换热，再由重质油产品空冷器（A-106）冷却后出装置。写出化学反应方程式：芳烃+H2饱和芳烃烯烃+H2饱和烃原料油-S,O或N+H2原料油+H2S,H2O或NH3；收集数据：全装置工艺数据：生产规模：年产10万吨润滑油加氢改质基础油；生产时间、年工作时：8000小时；氢气用量、加氢反应：脱水罐工序：此工序内脱水效率>99%，以100%进行计算，且原料混合油中的含水量为0.5%。过滤机工序：过滤机是用来滤去油中大于25m的机械杂质，过滤的效率应为100%。混合油中含有大于25m加氢改质反应器工序：加氢改质反应转化率应为>90%，故以93%来计算；加氢反应基本配方：氢气质量指标：新氢纯度90%，H2O含量300g/g，CO含量10g/g，CO+CO2含量30g/g；减四级馏分油的组成：密度（20OC）：0.885g/cm3；含氮量：350g/g；含硫量：0.35g/g，碱氮量：250加氢精制反应工序：此反应的目的是将未饱和的烯烃和芳烃加氢饱和。此反应器的反应转化率为：95%，故以96%计算。两个反应器内催化剂理化性质：催化剂牌名RL-1RJW-2催化剂名称加氢处理加氢后精制比表面积(m2/g)90150孔容（ml/g）0.240.32压碎强度(N/mm)1616外观三叶草形三叶草形工业堆比（t/m3）~0.95~0.77WO3含量（m%）27.027.0NiO含量（m%）2.72.9助剂/0.4R-101内所装填的RL-1催化剂装填体积约为31.98m3R-102内所装填的RL-2催化剂装填体积约为17.31m3且令在R-101内混合油的总损失约为：0.02%；而在R-102内混合油的总损失约为：0.02%；计算基准：此过程属于连续操作过程，发生化学反应，故选kg/h为基准计算：2．加氢改质物料衡算示意图：脱水除杂润滑油基础油脱水除杂润滑油基础油仅H2，冷H2，循环H2，加氢改质基础油，基础油H2，H2加氢改质基础油，基础油H2，H2S，NH3，损失掉的油，H2；加氢改质润滑基础油的进料量：其中加氢处理段体积空速为：0.5h-1；而精制段加氢段体积空速为1h-1；故在R—101内，加入脱水去杂质的润滑油基础油料的量为：M油=由文献查知，实际参加反应的H2的量为：MH2=又因为在反应器R-101内的氢油体积比为：1000：1，则进入反应装置的氢气的量为：（标况下）在标准况态下氢气的密度为：故加入反应器内循环氢（不参加反应的氢气）的量为：M循环氢气=出反应器的各物质的量：此反应器内氢气参加反应的转化率为：80%，参加反应的基础原料油的反应转化率为：93%；由此可知：未参加加氢反应的反应H2的量：；加氢改质油的量：；损失的改质油的量为：未参加反应的基础油料的量为：其中基础原油料损失的量为：故混合油料的总损失为：；生成H2S的量为：（0.35×10-6×14151.15×0.93×34）/32=4.9×10-3kg生成NH3的量为：（（350+250）×10-6×14151.15×0.93×17）/14=9.6kg/h。（3）令此反应器内所有H2的损失量为：0.1%，剩余的反应H2的量为：故损失的反应H2的量为：；（4）计算进入加氢改质反应器内作为降温的冷氢的量：氢气的比热容是：Cp=a+bT+cT2,其中，a=13.44KJ/(kg*K)，b=2.174×10-3kJ/(kg*K),c=-0.163×10-6kJ/(kg*K)故不同温度下氢气的Cp=13.44+2.174×10-3T-0.163×10-6T2，其中T=273.15+tA加氢改质反应器：在加氢改质反应器内润滑油原料油和循环氢气的进口温度为：t1=360OC,其出口温度为：t2=376OC;其中用来加氢的原料油的量为：14151.15Kg/h，循环氢气中预参加反应的氢气的量为：283.02kg/h，而参加加氢反应的氢气的量为：228.17kg/h，进入下个反应的氢气的量为：54.85kg/h；循环氢气中有1132.08kg/h，的氢气作为PH氢分压。在此反应器内将要打入冷的氢气作为降温原料,冷氢进口的温度为t1’=40因为不知道冷氢的进入量，也不知道加氢反应中氢气释放的能量为多少，故假设参加反应的氢气释放的能量为：Q，打入用以降温的冷氢的量为：M。对加氢反应器和加氢改质反应器进行热量恒算，先假设两个反应塔的热损失令其忽略不计；计算各个温度下氢气的比热容；当t=40OC时；Cp1=13.44+2.174（273.15+40）-0.163（273.15+40）（273.15+40）=14.11kJ/(kg*K)当t=360OC时；Cp2=13.44+2.174（273.15+360）-0.163（273.15+360）（273.15+360）=14.75kJ/(kg*K)当t=376OC时；Cp3=13.44+2.174（273.15+376）-0.163（273.15+376）（273.15+376）=14.79kJ/(kg*K)计算各个温度下润滑油混合油的比热容；由《炼油单元过程与设备》中的图《石油馏分的液体比热容图》知；当t=360OC时；Cp1油=3.14kJ/(kg*K)，当t=376OC时；Cp2油=3.31kJ/(kg*K)；B加氢精制反应器：在加氢精制反应器内由已知的资料可以设计混合油料进入反应器的进口温度为：t1’=295OC，经过反应器后它们的出口温度为：t2’=303在此反应器内混合油与氢气进行的是烯烃与芳烃的再饱和加氢反应，其中参加反应的氢气的量为：21.98kg不参加反应的混合氢气的量为：(1132.08+32.87+M)kg/h。由前面的物料衡算可知：（1）进入此反应器的混和油的一些数据：进入此反应器的混合油料的量为：990.38+13376.40=14366.78kg从此反应器出来的混合油料的量为：14366.78+21.98=14388.76kg混合油料进入此反应器的进口温度为：t1=295OC,加氢精制后的混合油出此反应器的出口温度为：t2=303OC。计算各个温度下润滑油混合油的比热容；当t=303OC时；Cp2油=3.01kJ/(kg*K)；由《炼油单元过程与设备》中的图《石油馏分的液体比热容图》知；当t=295OC时；Cp1油=3.00kJ/(kg*K)，（2）进入此反应器的混氢的一些数据：进入此反应器内的氢气的量为：1132.08+54.85+M=(1186.93+M)kg/h。参加加氢反应的氢气的量为：21.98kg从此反应器出来的混合氢的量为：(1132.08+32.87+M)kg/h，混合氢进入此反应器的进口温度为：t1=295OC,加氢精制后的混合氢出此反应器的出口温度为：t2=303OC。计算各个温度下氢气的比热容；当t=295OC时；Cp2=13.44+2.174（273.15+295）-0.163（273.15+295）（273.15+295）=14.62kJ/(kg*K)当t=303OC时；Cp3=13.44+2.174（273.15+303）-0.163（273.15+303）（273.15+303）=14.64kJ/(kg*K)由以上的数据对加氢改制反应器和加氢精制反应器进行热量衡算，令加氢改质反应塔内的热损失为进入全塔热量的5%，加氢精制反应塔的热损失令其忽略不计；在化工生产过程中，热量衡算可以用以下热平衡方程：式中——所处理各股物料带入设备的热量，千焦——由加热剂或冷却剂传给设备和物料的热量，千焦——各种热效应如化学反应热效应溶解热等，千焦——离开设备各股物料带走的热量，千焦——消耗在加热设备上的热量，千焦——设备向外界环境散失的热量，千焦进行计算。先对加氢改质反应器内的物料列热平衡方程：将此方程化简可得：而后对加氢精制反应器内的物料列热平衡方程：将此方程化简可得：由方程（2）与（4）可知：M=303kg/h,Q=21463KJ损失掉的氢气总量为：改质油的量：kg/h计算结果如下：表（w-1）加氢改质反应器内的物料衡算表物料名称进料量kg/h出料量kg/h润滑油基础油14151.15990.38加氢改质基础油13376.40预参加反应的H2283.0254.85降温的冷H2303302.70循环氢气中不反应的H21132.081130.95损失的混合油2.88泄漏的总的H21.78生成的H2S4.9x10-3生成的NH39.6合计15869.2515869.252．润滑基础油进料量：（1）过滤机内进入混合的润滑油基础油的总量：混合油中机械杂质（25m）的量为：（2）在脱水罐内进入的润滑油基础原料油的总量为：在此罐内脱去的水分的量为：3．加氢精制部分物料衡算示意图：润滑油基础油改质润滑油基础油H2润滑油基础油改质润滑油基础油H2，H2S，NH3，润滑油基础油，改质油精制基础油H2，H2S，NH3，损失油，H2；加氢精制反应器R-102（1）润滑油基础油出料量：损失的基础油的量：；（2）改质油的出料量：损失的改质油量：（3）精制油的出料量：此反应器内反应的H2的转化率为40%，此反应器内所有H2的漏泄量为0.1%，则精制油损失的量：混合油的总量为：混合油的损失量为：（4）未反应的H2的量：混合的H2的出料量：混合的H2的损失量：计算结果如下：表（w-2）加氢精制反应器内的物料衡算表物料名称进料量kg/h出料量kg/h不反应的润滑油基础油990.38990.18改质基础油13376.40534.95精制基础油12860.71预参加反应的H254.8532.87混合的不反应的H21466.561465.09损失混油的总量2.88泄漏的总的H22.09H2S4.9x10-34.9x10-3NH39.69.6合计15895.7415895.74因为加氢后精制过程的主要反应为烯烃和芳烃的加氢饱和反应，则脱S，N的反应可以忽略不计，故H2S的出料量仍为：NH3的出料量仍为：4．热高压分离器D-103内的物料衡算：令此分离器内的T=220oC，P=11.77MPa；令此分离罐内的气液分离效率为95%，混合油的损失即汽化的轻组分为5%；因此去A-101内变为气体的NH3的量：变为气体的H2S的量：变为气体的H2的量：在此分离罐内损失的混合油的量为：去热低分分离器D-104容在油体内的NH3的量为：容在油体内的H2S的量为：容在油体内的H2的量为：流入D-104的液体混合原料油的量为：。计算结果如下：表（w-3）热高压分离器内的物料衡算表物料名称进料量kg/h出料量kg/h混合基础油料14385.8413666.55混合的氢气（H2油）1497.9674.90H2S（油）4.9x10-42.45x10-5NH3（油）9.64.8x10-1混合的H2（气）1423.06H2S（气）4.66x10-4NH3（气）9.12轻质组分719.29合计15893.4015893.405．A-101空冷器内的物料衡算：去空冷器A-101的管路内将有0.1%的气体会泄漏。反应注水（软化水）的注水流速为。从冷高中排出的酸性水中NH4HS的浓度不超过4m%，气体、液体的温度为T=48oC。气态油料（大部分）液态油料。A-101内混合H2的出料量：；在此空冷器内损失的H2为：1.42kg/h在此空冷器内轻质组分：；在此空冷器内损失的轻质组分：0.72kg计算结果如下：表（w-4）空冷器内的物料衡算表物料名称进料量kg/h出料量kg/h轻质组分719.29718.57H2S4.66x10-44.66x10-4NH39.129.12混合的H21423.061421.64损失的混合H21.42损失的轻质组分0.72软化水15001500合计3651.183651.18在此分离罐内P=11.7MPa,T=48oC,A-101内的H2S，NH3全部溶入水中，故流入D-105内的水溶液的量约为：1509.12kg/h。6．冷高压分离器D-105的物料衡算：令在此分离罐内T=48oC，P=11.7MPa，气液分离的效率为100%，轻组分中有10%的不凝气，90%的轻质油，其中有5%的轻质油被损失掉，随污水去了污水处理厂。不凝气的出此罐的量为：；此罐内损失的轻质油的量为：；进入D-106的轻质油的量为：。计算结果如下：表（w-5）冷高压分离器内的物料衡算表物料名称进料量kg/h出料量kg/h轻质组分718.57H21423.061423.06不凝气71.86损失的轻质油32.34轻质油614.38水溶液1509.121509.12合计3650.753650.757．热低压分离器D-104内的物料衡算：令在此分离罐内T=220oC,P=1.2MPa。令此分离罐内的气液分离效率为100%，混合原料基础油气化所损失的基础原料油为3%；由于压力大大减少，使气体完全从油料中解析出来，故：去A-102的H2S（气）：；NH3（气）：4.8kg/h；H2：74.90kg/h，但H2有0.1%的损失，故H2为：74.80kg/h，损失为：损失的油即为轻组分：；流入F-102内的混合油量为：。J计算结果如下：表（w-6）热低压分离器内的物料衡算表物料名称进料量kg/h出料量kg/h混合基础油料13666.5513256.55轻质组分410

混合H274.9074.80H2S2.45x10-52.45x10-4NH30.480.48损失的混合H20.10合计13741.9313741.938．冷低压分离器D-106内的物料衡算：在此分离器内T=70oC，P=1.0Mpa，油气分离效率为100%，轻组分损失为不凝气的量为3%，损失的轻质油的量为：；进入F-102内的轻质液体油的量为：；H2S，NH3，H2等气体会全部随不凝气去尾气处理厂。计算结果如下：表（w-7）冷低压分离器内的物料衡算表物料名称进料量kg/h出料量kg/h轻质组分1024.38混合的H274.8074.80H2S2.45x10-52.45x10-5NH30.480.48不凝气30.73轻质液体油993.65合计1099.661099.66进入F-102内的混合油总量为：。9．常压分馏塔内的物料衡算：由自己所收集到的文献可以假设，此塔内分离出的汽油和煤油的量为8%，柴油的量为2%，重柴油的量为1%，混合油重组分为89%，故分离出的重柴油的量为：；分离出的汽油和煤油的量为：；分离出的柴油的量为：；剩余的混合基础油量为：；其中混合油的损失为0.1%，故损失油的量为：；重组分混合润滑油出此塔的量为：。计算结果如下：表（w-8）常压塔内的物料衡算表物料名称进料量kg/h出料量kg/h混合基础原油

14250.20重柴油142.50汽油和煤油1140.02轻柴油285.00损失的混合基础油12.68重组分混合润滑油12670.00合计14250.2014250.2010．减压蒸馏塔内的物料衡算：设计此塔分离出的重柴油的量为1.0%，损失的污油的量为0.34%，混合润滑油基础油的量为98.66%；分离出的重柴油的量为：；损失的污油的量为：；混合润滑油的量为：；其中混合润滑油中可以：分离出的轻质润滑油为总的混合油的7.22%：；分离出的中质润滑油为总的混合油的23.63%：；分离出的重质润滑油为总的混合油的69.15%：。计算结果如下：表（w-9）减压塔内的物料衡算表物料名称进料量kg/h出料量kg/h混合重油量12670.00柴油的量126.70污油的量43.08轻质润滑油902.52中质润滑油2953.75重质润滑油8643.75合计12670.0012670.00单元设备的热量衡算：在化工生产过程中，热量衡算可以用一下热平衡方程表示：其中表示设备或系统与外界各种交换热量之和，其中包括热损失（低温时传入的热量），千焦表示离开设备或系统各股物料的焓和，千焦表示进入设备或系统各股物料的焓和，千焦在解决实际问题中，热平衡方程还可以写成一下形式：式中——所处理各股物料带入设备的热量，千焦——由加热剂或冷却剂传给设备和物料的热量，千焦——各种热效应如化学反应热效应溶解热等，千焦——离开设备各股物料带走的热量，千焦——消耗在加热设备上的热量，千焦——设备向外界环境散失的热量，千焦上述公式是通用的，但在具体应用时应加以具体分析。加氢改质与加氢精制反应器的热量衡算：分析物料的走向及变化，列出热平衡方程式：由图1可知，脱水除杂的润滑油基础油和循环氢自反应器的顶部进入催化反应塔。在加氢反应塔内为了保证反应的稳定进行，要在三个反应床层的底部打入降温的冷氢，则改质塔内还有冷氢的进入。在改质塔内发生的是部分润滑油基础油加氢饱和，脱硫，脱氮，脱水的复杂反应。改质后的混合油和未反应的氢气自改质塔的底部进入精制塔的顶部，进行润滑油基础油内的烯烃与芳烃的再饱和反应。而后流入高低分离器进行气液分离。对此过程进行分析可知，因是连续操作Q5可以不计，计算基准取KJ/h。在加氢饱和时放出热量，故Q3为正值。此塔内没有加热剂则Q2可以忽略不计。于是热量平衡方程为：Q1+Q3=Q4+Q5,或2收集有关数据：热量衡算时，已知物料量，工艺条件和有关物性数据。此过程的物料衡算可以见前面的设备物料衡算。整理计算结果，将R-101和R-102的进，出物料量及工艺条件列于下表：表（Q-1）反应塔物料平衡表组成加氢改质反应器加氢精制反应器进料量，kg/h出料量，kg/h进料量，kg/h出料量，kg/h基础油原料油14151.15990.38302.70302.40改质基础油13376.413376.4534.95精制基础油1286.71预参加反应的氢气283.0254.8554.8532.87加入的混合氢气1433.651432.22打入的冷氢303302.70作为PH2的氢气1132.081130.95温度，OC360376295303反应塔内各种物料只有温度变化，没有相变化属于显热，可用比热计算。比热和加氢反应热可以从手册中查到，也可以由试验测定。而且在进行物料衡算时已经把各物料的比热计算出来了。确定各种物性数据的基准态为0OC饱和液体。结果如下表：表（Q-2）数据表润滑油基础混合油比热，kJ/(kg*K)氢气的比热，kJ/(kg*K)温度，OC14.11403．0014.622953.0114.643033.1414.753603.3114.79376加氢反应时放出的反应热，kJ/kg250982计算热量（对R-101与R-102分别计算）：输入R-101内的热量：A,原料油输入的热量：Q1=M油C油（t1+273.15）=14151.153.14633.15=2.81107KJ/hB,物料中循环氢气带入的热量：Q2=M氢气C氢气（t1+273.15）=(283.02+1132.08)14.75633.15=1.322107KJ/hC,用于降温用的冷氢带入的热量：Q3=M冷氢C冷氢（t2+273.15）=303.0014.11(273.15+40)=0.134107KJ/hD,加氢反应释放出的热量：Q4=M反应氢加氢反应热=(283.02-54.85)21463=0.49107KJ/h输入的总热量：Q入=Q1+Q2+Q3+Q4=2.81+1.32+0.134+0.49=4.756107KJ/h输出R-101内的热量：A,混合油料带走的热量：Q1’=M油C油（t3+273.15）=(990.38+13376.40)3.31649.15=3.09107KJ/hB,混合氢气带出的热量：Q2’=M氢气C氢气（t3+273.15）=(1130.95+302.70+54.85)14.79649.15=1.43107KJ/hC,热损失约占总输入量的5.0%，其中包括混合油，混合氢气等的泄露而损失的热量和设备自身的保温不足所损失的热量：Q3’=Q入5.0%=5.1141070.05=0.237107KJ/h.Q出=Q1’+Q2’+Q3’=3.09+1.43+0.237=4.7561073计算热量(对R-102进行计算）：（1）输入R-102内的热量：A,原料油输入的热量：Q1=M油C油（t3+273.15）=(990.38+13376.40)3.00568.15=2.45107KJ/hB,物料中循环氢气带入的热量：Q2=M氢气C氢气（t3+273.15）=(283.02+1132.08+302.70)14.62568.15=1.24107KJ/hC,加氢反应释放出的热量：Q3=M反应氢加氢反应热=(54.85-32.87)21463=0.047107KJ/h输入的总热量：Q入=Q1+Q2+Q3=2.45+1.24+0.047=3.74107KJ/h（2）输出R-102内的热量：A,混合油料带走的热量：Q1’=M油C油（t4+273.15）=(990.38+13376.40)3.01576.15=2.49107KJ/hB,混合氢气带出的热量：Q2’=M氢气C氢气（t4+273.15）=(1130.95+302.40+54.85)14.64576.15=1.24107KJ/hC,热损失约占总输入量的0.27%，其中包括混合油，混合氢气等的泄露而损失的热量和设备自身的保温不足所损失的热量：Q3’=Q入0.27%=3.741070.0027=0.0101107KJ/h.因此：Q出=Q1’+Q2’+Q3’=2.49+1.24+0.01=3.74107表（Q-3）反应塔的热量衡算表项目加氢改质塔-R-101加氢精制塔-R-102107×kJ/h,Q入107×kJ/h,Q出107×kJ/h,Q入107×kJ/h,Q出Q1:物料带入热量4.2663.69Q2：加氢放出的热量0.490.047Q4:物料带出的热量4.523.73Q5：设备损失的热量0.2370.01合计4.7564.7573.743.74设备的选型计算：2.4.1设备选型及设计的原则：化工设备是进行化工生产过程的物质基础，它对装置的生产能力，操作过程的稳定性和可靠性、产品的质量有一定的影响。因此设备的选型工艺计算是工艺设计中一个很重要的环节。设备的选型计算应遵循以下原则：⑴合理性。设备必须满足工艺设计的一般要求，设备要与工艺流程、生产规模、操作条件、控制水平等相适应，同时又能发挥每个设备的生产能力。⑵先进性。设备的运转可靠性、自控水平、生产能力、生产效率要尽可能达到先进水平。⑶安全性。生产过程稳定，有一定的弹性。工人在操作时劳动强度小，便于操作。安全可靠，无事故隐患。⑷经济性。设备投资费用和操作费用要低。设备易于加工、维修及更新，且没有特殊的维护要求，对建筑地基和厂房等无苛刻要求。主要设备的选型计算：润滑油基础原料油常压分馏塔的设计及选型：基础数据及计算步骤在进行工艺计算时要充分利用已知的原油的性质数据，借助经验图表与公式，通过物料恒算和热量衡算进行。计算时要着重考虑如何使塔内气液相负荷分布均匀，有较好的分馏效率，在保证产品质量和收率的前提下，节约投资，降低能耗，减少环境污染。收集基础数据如原料油的性质，及实沸点蒸馏数据。处理量几年开工时间。加工方案及产品质量。气提蒸汽的温度和压力等。设计计算步骤塔板数，回流比与油品分馏精确度原料油是复杂的混合物，原料油分馏过程中的回流比，最少塔板数的计算目前还只是限于经验方法。下表列举了文献推荐选用的塔板数。表（X-1）推荐的塔板数塔板位置典型板数范围效率，%轻石脑油～重石脑油64—100.6—0.8重石脑油～轻煤油64—100.6—0.8轻煤油～轻柴油42—80.5—0.7轻柴油～重柴油42—80.5—0.7闪蒸段31—60.52汽提型式及水蒸气用量汽提方式有两种，一种是重沸汽提或间接汽提，一是水蒸气汽提或直接汽提。本设计用直接汽提，通常用压力290KPa温度约为400OC的过热水蒸气，以防止凝结水造成的突沸汽提蒸汽用量表如下；油品从主塔抽出层到汽提塔出口的温降为8-10OC，气体离开汽提塔的温度较进入的油温低3-8OC。用重沸器汽提时，油品从抽出层到汽提塔出口温升为17OC，汽提离开汽提塔温度较进入的油温高5.5OC。表（X-2）汽提蒸汽用量表精馏塔名称油品名称蒸汽用量，kg/100Kg初馏塔塔底油1.2—1.5常压塔溶剂油1.5—2煤油2—3.2轻柴油2—3重柴油2—4轻润滑油2—4塔底重油2—4减压塔中，重润滑油2—4残渣燃料油2—4残渣汽缸油2—53分馏塔的操作压力原油常压分馏塔通常在稍高于大气压力下操作，压力的大小与下述因素有关。如塔顶产品的冷凝量，回流油罐的压力要在103—245KPa下操作等。原油常压分馏塔的操作压力可以增加到196—294KPa，但不应太高。根据下表的塔板的压降数据，就能计算出分馏塔各处压力。表（X-3）塔板压降值表塔板型式压力降，kPa减压操作常压操作泡帽0.53—0.800.33—0.40浮阀0.4—0.670.23—0.27筛板0.27—0.530.2舌型0.27—0.530.17—0.20浮动喷射0.27—0.530.20—0.27金属破沫网0.13—0.270.13—0.274确定分馏塔各点温度（1）汽化段温度汽化段油气分压按下式计算：P油=P式中：P——汽化段压力；n油——油气摩尔流速；n汽——水蒸气摩尔流速。（2）塔底温度进料油中未汽化的重质油与精馏段流下的回流液在汽提段中被水蒸气汽提，当其中轻组分汽化时油料温度降低，因此塔底温度比汽化段温度低。原油分馏塔塔底温度一般可取低于汽化段5—17OC温度。（3）侧线温度严格的说，油品分馏塔侧线温度应该是未经汽提的侧线产品在该侧线处油气分压下平衡汽化泡点温度。它比汽提后的侧线产品平衡汽化泡点温度略低，但是为了简化，可按汽提后产品计算。以煤油侧线为例，其油气分压用下式计算.P煤油=P*式中：n内，n水汽，n汽油——分别为该抽出板处内回流，水蒸汽，汽油蒸汽的摩尔流速。P——煤油抽出板处压力。（4）塔顶温度应为塔顶产品在该处油气分压下平衡汽化的露点温度。塔顶油气分压按下式计算。P汽油=P*式中：P——塔顶压力；n回流——塔顶回流摩尔流速。5确定塔径与塔高（1）塔径通常，塔径大小主要取决于塔内蒸汽负荷。在不发生过多的雾末夹带或出现液泛的条件下，确定其最大允许空他线速度。根据蒸汽负荷和允许空塔线速度，即可求得所需的塔径。采用不同类型的塔板，有不同的计算方法，现以浮阀塔为例进行简介。(a)选定塔板间距对雾末夹带，物料的起泡性，塔的操作弹性及安装，检修的要求几个因素综合考虑，参考下表选定塔板间距。表（X-4）浮阀塔板板间距Ht与塔径D的关系塔板直径D，mm塔板间距Ht，mm600～700300350450800～1000350*4505006001200～1400350*450500600800*1600～3000450*5006008003200～4200600800（b）计算最大允许气体速度WmaxWmax=式中：Wmax——塔板气相空间截面积上最大允许气体速度，m/s；g——重力加速度，9.81m/s2；rv——气相重度，kg/m3;rl——液相重度，kg/m3;Ht——塔板间距，m;Vv——气体体积流速，m3/s;Vl——液体体积流速，m3/s.(c)计算适宜的气体操作速度WaWa=K*Ka*Wmax（1）式中：Wa——塔板气相空间截面上的适宜气体速度，m/s;K——安全系数，对直径大于0.9m,Ht＞0.5m的常压或加压操作的塔，K=0.82;对直径小于0.9m,或塔板间距Ht≤0.5m,以及真空操作的塔，K=0.55～0.65(Ht大时K取大值)。Ka——系统因素，按下表取值。系统因素Ks表系统名称系统因素Ks用于式（1）用于式（2）（3）（4）炼油装置较轻组分的分馏系统，如原油常压塔，气体分馏塔等0.95～1.00.95～1.0炼油装置重黏油品分馏系统，如常减压的减压塔等0.85～0.90.85～0.9无泡沫的正常系统11氟化物系统，如BF3，氟利昂0.90.9中等气泡系统，如油吸收塔，胺及乙二醇再生塔0.850.85重度起泡沫，如胺及乙二醇吸收塔0.730.73严重起泡沫，如甲乙基酮，一乙醇胺装置0.60.6泡沫稳定系统，如碱再生塔0.150.3（d）计算气相空间截面积Fa：Fa=Vv/Wa(e)计算降液管内液体流速Vd液体在降液管内的流速可按式（2），式（3）计算，选两个计算结果中较小的Vd(1)=0.17×K×Ks(2)当Ht≤0.75米时采用式（3）：Vd(2)=7.98×10-3×K×Ks×(3)当Ht＞0.75米时采用式（4）：Vd(2)=6.97×10-3×K×Ks×(4)式中：Vd——降液管内液体流速，m/s。（f）计算降液管面积Fa’降液管面积可按下面两式进行计算，取结果较大的值。Fd’(1)=Vl÷Vd（5）Fd’(2)=0.11Fa（6）式中：Fd’——计算的降液管面积，㎡。（g）计算塔径Dc：Dc=；式中：Dc——塔径，m。最后根据计算所得塔径Dc再按国内标准浮阀塔系列进行圆整，确定采取的塔径尺寸。然后再校核空塔线速是否适宜，并按式（5），（6）复算降液管面积Fd,再根据标准参考复算的Fd选用合适的降液管面积。Fd=（）×Fd’；式中：Ft,F——分别为计算的和圆整后的塔截面积，㎡；Fd‘，Fd——分别为计算的和圆整后的降液管面积，㎡。2，确定它的高度（不包括裙座）H；H=Hd＋(n－2)×Ht＋Hb＋Hf式中：H——塔高（切线到切线），m;Hd——塔顶部空间高度，m；Hb——塔底部空间高度，m；Ht——塔板间距，m；Hf——进料段高度，m；其中n——实际塔板数。改质润滑油基础油常压分馏塔的工艺计算：油品密度特性因数，K平衡汽化温度，℃临界参数焦点参数0%100%温度，℃压力，Mpa温度，℃压力，Mpa汽油0.779112.27267.53.39328.56煤油0.799411.74185.6108383.42.5413.43.3轻柴油0.826511.97273.6461.61.87475.22.2重柴油0.848412.1339.6516.61.64529.61.92塔底重油0.941611.9基础油0.885原料的产品收率和物料平衡（见表（c-1）和表（w-1））表（c-1）油品的有关性质参数表（w-1）产品的收率物料平衡油品产率处理量或产量%（体）%（重）kg/hkmol/h基础油10010014250.2汽油75.71997.5210.51煤油10.93142.50.94轻柴油21.922851.31重柴油10.98142.50.49重油8991.212670汽提蒸汽用量：侧线产品及塔底重油都用过热水蒸气（压力为294kPa,温度为420℃）汽提，参考推荐数据确定其用量如下表（q-1）表（q-1）汽提水蒸气用量油品%（重，对原油kg/hkmol/h一线煤油322.81.26二线轻柴油38。550.47三线重柴油2.83.980.22塔底重油2253.414.05合计288.7316确定塔板型式和塔板数选用浮阀塔板。参照上述所推荐数值选定塔板数如下：汽油～煤油段9层煤油～轻柴油6层轻柴油～重柴油6层重柴油～汽化段3层塔底汽提段4层考虑采用两个中段回流，每个用3层换热塔板，共6层。全塔塔板数总计为34层。常压塔计算草图将所要计算的常压塔塔体，塔板，进料及产品进出口，中段循环回流，汽提返塔，侧线及塔底汽提点等数据和位置绘制成草图如下图所示，然后陆续填入物料流量及操作条件。计算草图使设计一目了然，便于分析和避免差错。汽油997.52㎏/h汽油997.52㎏/h1701809101325618202231527303533134346蒸汽288.73㎏/h159KPa60℃420煤油汽提蒸汽22.8㎏/h煤油142.5㎏/h420轻柴油汽提蒸汽量8.55㎏/h轻柴油285㎏/h420℃重柴油142.5㎏/h174KPa420℃塔底重油12670㎏/h163KPa第一中段回流168Kpa第二中段回流172KPa进料油的量14250.20㎏/h图A常压塔的计算草图确定操作压力：取塔顶产品罐压力为130KPa。塔顶采用二级冷凝冷却流程，取塔顶空冷器压力降为10KPa，后冷却壳程压力降取17KPa。塔顶压力=130+10+17=157KPa（绝）取每层浮阀塔板压力降为0.53kPa，推算常压塔各关键部位压力（kPa）。塔顶压力159一线抽出板（第9层）上压力163二线抽出板（第18层）上压力168三线抽出板（第27层）上压力172汽化段压力（第30层下）压力174取转油线压力降为35kPa，则加热炉出口压力=174+35=209kPa确定汽化段温度：（1）汽化段进料的汽化率与过气化度取进料的3%（重）或3.03%（体）为汽化度，即过汽化量为14250.20×0.03=427.51㎏/h，进料在汽化段中的汽化率：e1=(7+1+2+2+1+3.03)%=14.03%(2)汽化段的油气分压汽化段的各物料的流量如下：Kmol/h；汽油10.52煤油0.94轻柴油1.31重柴油0.49过汽化油1.43（分子量取300）油气量合计14.69塔底汽提蒸汽14.05汽化段分压为：174×14.69÷（14.69+14.05）=89kPa。汽化段温度的初步设定：汽化段温度应该在汽化段油气分压113KPa之下汽化11%（体）的温度。为此需要做出在89KPa下的原油平衡汽化曲线图，此图见下；下图中曲线-1为：原油的实沸点蒸馏曲线；曲线-2为：原油的常压平衡汽化曲线；曲线-3为：炉出口压力下原油平衡汽化曲线；曲线-4为：汽化段油气分压下原油的平衡汽化曲线。且图中曲线-1与曲线-2的交点为A点（11.5，291）。在不具备原油的临界参数和焦点参数而无法做出原油P-T-e相图的情况下，曲线4可以用以下的简化法求定，由图B得到原油在常压下的实沸点曲线与平衡汽化曲线的交点为291℃，利用烃类与石油窄馏分的蒸汽压图，将此交点温度换算为89KPa下的温度得：315℃从该交点作垂直与横坐标的直线A，在A线上找得：315℃之点，过此点作平行于原油常压平衡汽化曲线2的曲线4，即为即为原油在89KPa由此曲线4可以查得压力为89KPa，eF为14.03%（体）时的温度为315℃，此即为由相平衡关系求得的汽化段温度tFtF的校核：作绝热闪蒸过程的热量衡算以求得炉出口温度，校核由tF要求t0是否合理，其基本依据是：不考虑转油线散热损失。炉出口处油料热焓=塔汽化段处油料热焓当汽化率eF=14.03%（体），温度tF=315℃,压力P=174kPa，进料带入的汽化段的热量为QF进料段在汽化段的焓hF为：hF=（13.17×106）/14250.20=924.21kJ/kg表（e-1）进料带入汽化段的热量QF油料流率，kg/h焓，kJ/kg热量，GJ/h气相液相汽油997.52105.681.173煤油142.57.770.155轻柴油28514.770.322重柴油142.55.260.16过汽化油427.5175.70.477重油12255.1748.3610.883合计14250.2QF=13.17接前述方法做出原油在加热炉出口压力209kPa下的平衡汽化曲线（曲线3），这里忽略了原油中所含的水分，若考虑原油含水，则应当作炉出口处的油气分压下的平衡汽化曲线。由曲线3读出在320OC时的汽化率e0为10.0%（体），显然e0<eF,即在炉出口条件下，过汽化油和部分重柴油处于液相，根据炉出口处焓值h0为：997.7kJ/kg(见表（e-2）)。校核结果表明h0略高于hF，所以在设计的汽化段温度353.5OC之下，既能保证所需的拔出率，也不至于使炉出口温度超过允许值。h0=(14.218×106)÷14250.20=997.70kJ/kg表（e-2）进料在炉出口携带的热（P=209kPa；t=360OC）油料流率，kg/h焓，kJ/kg热量，GJ/h气相液相汽油997.52114.491.271煤油142.58.420.168轻柴油28516.770.366重柴油气相液相98.9143.598.171.740.1720.053重油1267054.1612.188合计14250.2Q0=14.218确定塔底的温度：取塔底温度比汽化段温度低于7OC，即；塔底的温度=353.5-7=346.5OC全塔的热平衡及回流热的分配：假设塔顶及各侧线温度塔顶温度107OC煤油抽出板（第9层）的温度180OC轻柴油抽出板（第18层）的温度256OC重柴油抽出板（第27层）的温度315OC按所假设的温度条件作全塔热平衡，汇总数据列于表（e-3）,由此求出全塔回流热Q。表（e-3）全塔热平衡数据物料流率，kg/h密度，ρ操作条件焓，kJ/kg热量，GJ/h压力，kPa温度，℃汽相液相进料14250.20.885174353.543.1313.62汽提蒸汽288.73294420141.570.96入方合计14538.9314.58汽油997.520.779115910754.910.61煤油142.50.79941631803.010.063轻柴油2850.82651682568.430.184重柴油142.50.84841723153.840.117重油12255.170.9416177346.545.4510.52水蒸气288.73159107115.270.78出方合计14538.9312.27（2）回流热：Q=（14.58-12.27）×106=2.31GJ/h(3)回流方式及回流热分配塔顶采用二级冷凝冷却流程，塔顶回流温度定为60OC。采用两个中段回流，第一个位于煤油侧线与轻柴油侧线之间（第11～13层），第二个位于轻柴油侧线与重柴油侧线之间（第20～22层）。回流热分配如下：塔顶回流取热50%Q0=11.155GJ/h第一中段回流取热20%Qc1=0.462GJ/h第二中段回流取热30%Qc2=0.693GJ/h侧线及塔顶温度的校核：（1）重柴油抽出板（第27层）的温度作第27层以下塔板段的热平衡数据见下表（e-4）.表（e-4）第27层以下塔段的热平衡物料流率，kg/h密度，ρ操作条件焓，kJ/kg热量，GJ/h压力，kPa温度，℃汽相液相进料14250.243.1313.62汽提蒸汽253.4294420181.60.84内回流L0.846172308795795L入方合计14503.6+L14.46+795L汽油997.520.779117231597.061.08煤油142.50.79941723157.150.15轻柴油2850.826517231513.520.295重柴油142.50.84841723153.840.117重油12255.170.9411177346.545.4510.47水蒸气253.4172315170.160.79内回流L0.84617231510261026L出方合计14503.6+L12.90+1026L所以，内回流：L=(14.46-12.90)×106/(1026-795)=6753.25kg/h或L=6753.25/282=23.95kmol/h重柴油抽出板上方汽相总量为：12.01+1.31+0.49+23.95+14.05=51.81kmol/h油气分压为：172×（23.95/51.81）=79.51kPa由重柴油常压恩氏蒸馏数据换算为79.51kPa下平衡汽化0%点温度。馏出，%0103050恩氏蒸馏温度，℃289316328341平衡汽化温差，℃271213常压下平衡汽化温度，℃———359减压下平衡汽化温度，℃315.5——338由以上过程求得在79.51kPa下重柴油的泡点温度为315.5℃，与原假设的315轻柴油和煤油抽出板温度用以上的方法可以得到的校核结果证明所假设的温度是正确的，故轻柴油抽出板的温度为256℃，煤油抽出板的温度为180塔顶的温度塔顶冷回流温度t0=60℃,其焓值ht0为163.3kJ/kg,塔顶温度t1=107℃,回流（汽油）蒸汽的焓为hL0=Q0/(ht0-ht1)=2.35×106/(611-163.3)=5257.11kg/h塔顶的油气量为：（5257.11+997.52）/95=65.84kmol/h塔顶水蒸气量为：288.73/18=16.04kmol/h塔顶油气分压为：159×（65.84/(65.84+16.04)）=127.85kPa汽油的焦点温度为328.5℃，焦点压力为5.9Mpa,常压下的露点为108.9℃，据此可以在平衡汽化坐标纸上求得在油气分压为105kPa下平衡汽化100%点温度为110.2℃考虑不凝气的存在，则塔顶温度应为：110.2与原来假设的温度107℃与此压力相应的饱和水蒸气温度为83℃，远低于塔顶温度107计算塔径和塔高：（1）塔径从全塔汽，液负荷分布可以看出，为了提高热回收率，加大第二中段回流取热比，使二中段回流抽出板处负荷最大。按照前述原则，应以此处气相负荷为基准计算塔径。二中抽出板下塔段热平衡见表（e-5）。表（e-5）二中抽出板下塔段热平衡物料流速，kg/h密度，kg/m3操作条件焓，kJ/kg热量，kJ/h压力，kPa温度，℃汽相液相进料14250.2174353.543.1213.613汽提蒸汽257.38294420155.80.854内回流L0.836170275695695L入方合计142507.58+L14.467+695L汽油997.520.779117028289.150.989煤油142.50.79941702826.520.137轻柴油2850.826517028212.420.271重柴油142.50.84841723153.840.113重油12555.170.9416177346.545.4510.47水蒸气257.38170282142.60.781内回流L0.836170282942942L出方合计142507.58+L12.761+942L内回流：L=（（14.467-12.761）×106）/(942-695)=6885.17kg/h；或L=6885.17/250=14.30koml/h水蒸气流率：257.38/18=14.30kmol/h;二中抽出板上方汽相总量为：12.01+1.31+14.30+27.54=55.16kmol/h；或997.52+142.5+285+6885.17+257.38=8567.57kg/h；或（55.16×0.082×（282+273.15））/1.68=1494.25m3按浮阀塔进行计算，选塔板间距为600㎜。最大允许气体速度Wmax由前面的数据可以得到:rv=7910.42/1494.25=5.29kkg/m3；rL=580.61kkg/m3；Vv=1494.25/3600=0.42m3VL=166/3600=0.046所以：Wmax==0.422m/s；适宜的气体操作速度Wa根据条件选定系统因数Ka=0.97,安全系数K=0.82.Wa=0.422×0.97×0.82=0.34m/s；气相空间截面积Fa:Fa=Vv/Wa=0.42/0.34=1.24m2计算降液管内液体流速VdVd(1)=0.17×K×Ks=0.17×0.97×0.82=0.135m/s；Vd(2)=7.98×10-3×Ks×K=7.98×10-3×0.97×0.82×=0.118m/s；按照规定应当选：Vd=0.118m/s；计算塔的降液管面积Fd’Fd’(1)=Vl/Vd=0.046/0.118=0.39m2Fd’(2)=0.11Fa=0.11×1.24=0.136m2按规定应该选：Fd’=0.39m2计算塔的降液管面积Ft和塔的直径DcFt=Fa+Fd’=1.24+0.39=1.63m2Dc===1.44m圆整后的塔径D和降液管面积Fd按规定取塔径D为1600㎜。采用的塔截面积F和空塔气速W为:F=0.785×D2=0.785×1.62=2.01m2W=Vv/F=0.42/2.01=0.21m/s；塔径圆整后的降液管面积Fd:Fd=(F/Ft)×Fd’=(2.01/1.63)×0.39=1m2塔高的计算：根据资料选定；塔顶的空间高度为：Hd=1.5m；进料段高度为：Hf=2.0m；塔底空间高度为：Hb=1.5m,相当于重油在塔底停留的时间为3min.则整个塔体高度为：H=1.5+(34-2)×0.6+2.0+1.5=24.2m目录TOC\o"1-4"\h\z\t"1.1.1段,4"1项目摘要 11.1项目名称 11.2项目主管部门和项目申报单位 11.3项目提出的过程与理由 11.4建设地点与建设条件 21.5建设期年限 21.6建设内容、规模与目标 31.6.1建设内容 31.6.2建设规模 31.6.3建设目标 41.6.4产品方案与项目最终生产能力 51.7项目总投资及资金筹集 51.8效益分析 51.9结论与建议 71.9.1项目的主要优点 71.9.2项目的主要不足 71.9.3实现该项目的可能性 81.9.4建议 82项目背景与必要性 102.1项目背景 102.1.1项目技术发展状况、生产状况与市场分析 102.2项目建设的必要性 123承建单位概况与建设条件 133.1承建单位 133.2建设地点与建设条件 133.2.1项目建设地点 133.2.2项目建设条件 133.2.3项目技术支撑情况 144主要任务与目标 164.1方向 164.2主要功能与任务