粗苯加氢项目简介(共27页).doc

精选优质文档-倾情为你奉上 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 目录Tab工艺技术方案1建设投资估算2工艺包及设计提交时间3工程建设周期4公司简介及资质5公司业绩61.工艺技术方案11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 0.8710.900馏程：180前馏出量wt%：不小于93序号名称原料组成（%）WaterH2O0.07HydrogenH20NitrogenN20Carbon DioxideCO20Hydrogen-SulfideH2S0AmmoniaNH30Carbon-DisulfideCS20.17ThiopheneC4H4S0.64MethaneC10ButaneC40.01ButeneC40.08cyclobutaneC40.12PentaneC50.02penteneC50.59CyclopentaneC50.69CyclopentadieneC50.84HexaneC60.02HexeneC60.03CyclohexaneC60.02MethylcyclopentaneMCP0.03BenzeneC6H665HeptaneC70.03HepteneC70.4MethylcyclohexaneC70.08cycloheptaneC70.07TolueneTOLU14.55OctaneC80.03OcteneC80.04EthylcyclohexaneC80.01DimethylcyclohexaneC80EthylbenzeneEBZN0.31P-XylenePXYL0.82M-XyleneMXYL2.01O-XyleneOXYL0.69StyreneSTYR1.23PyridinePYRI0.55TrimethylcyclohexaneC90.15NonaneC90.08PropylebenzenePBZN0PropylcyclohexanePCH0TrimethylbenzeneTMBZ0.45Alpha-MethylstyreneAMST0.01DicyclopentadieneDCPD0.05DecaneDECA0.1CoumaroneHOCT0.18IndaneINDAN0.07IndeneINDE1.51DicyclopentaneDCPE0.00UndecaneUNDC0.08TetralinTHNP0.28DodecaneDDEC0.23NaphthaleneNPHT2.73ChinolinQUINOLIN0.28Methylnaphthalene1MNP4.56DiphenylDPHE0.05Higher BolingSULFLN0.04100.0026809说明：本数据根据2007年1月11日七台河万昌焦化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）、氢气序号名称指标H299.9%VolCH40.1%VolN2平衡TS2PPMwtCO+CO210PPMwtO210PPMwtH2O30PPMwt压力：0.8Mpa1.1.3产品方案及目标产品指标 主产品为三种纯苯；甲苯；混二甲苯副产品为三种抽提溶剂油；重芳烃C9+；C9-馏分油 (1)、苯产品规格 见下表项目规格方法外观澄清液体，不含沉淀及浮尘（18-250C）色度（Pt-Co计）最大20ASTMD1209比重（15.615.60C0.8820.886ASTMD4052苯含量%不低于999色谱法酸洗色度最大1ASTMD848酸度无游离酸ASTMD847Pt凝固点,0C不低于5.40（无水）ASTMD852总硫量,wt PPM最大0.5ASTMD4045非芳烃含量PPM最大200ASTMD4492甲苯含量PPM最大150ASTMD4492CL含量PPM max 0.5碱性氮，PPM最大0.5蒸馏残余物mg/100ml不大于5铜蚀通过ASTMD849标准号GB340589(2)、甲苯产品规格 见下表项目规格方法博士实验通过UOP4174色度(Pt-C0计)最大20ASTMD1209非芳烃， wt PPM最大500ASTMD2360甲苯含量% 999色谱法苯， wt PPM最大300ASTMD2360C8芳烃PPM最大500ASTMD2360酸洗色度最大2.0ASTMD848总氯 ppm最大0.5总硫， wt PPM最大1.0ASTMD4045比重 (15.6/15.6)0.8690.873ASTMD4045酸度无游离酸ASTMD847铜蚀通过ASTMD849蒸馏残余物mg/100mL不大于5标准号GB340690(3)、混二甲苯产品规格 见下表项目理化指标试验方法外观清晰透明，无不溶水及机械杂质目测颜色(铂钴比色号)不深于20GB3143密度(20)，kg/m3860-870GB2013馏程，初馏点不低于终馏点不高于总馏程范围 不大于1371435GB3146总硫含量，mg/kg不大于3SH/T0253酸洗比色不大于0.7GB2012铜片腐蚀(100，0.5h)合格SH/T0174中性试验中性GB1816蒸发残余物，mg/100ml不大于5GB3209蒸发残余物，mg/100ml不大于5GB3209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)（5）、抽提溶剂油产品规格要求非芳烃含量99%(Wt)苯含量2%(Wt)（6）、重芳烃C9+产品规格要求C9+含量98%(Wt)C5C8含量2%(Wt)1.1.4目标产物收率（保证指标）（1）苯收率99%(Wt)（2）甲苯收率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=C4C5= +H2=C5C6= +H2=C6C7= +H2=C7C8= +H2=C8DiCC5= +H2=DiCC5(C6H5)CH=CH2+H2=(C6H5) CH2CH3CH3(C6H5)CH=CH2 +H2= 1,2CH3(C6H5) CH2CH31,3CC5= +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+H2SC4H4S+4H2=C4+H2SC5H5N +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苯甲苯乙苯间对二甲苯邻二甲苯噻吩106芳烃保留率质量分数2.140.230.980.5179.1414.341.093.000.290.5899.51.2.2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1×10-610×10-6，苯的品质还不是很高。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999，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(600630)与低温法(320380)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.、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l6.3.2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、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（dex）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。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6070%）。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.%。(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 表6-2项目原德国K.K法美国litol本装置加氢工艺方法k.k加氢工艺Lummus加氢工艺 国内研制加氢工艺蒸发器引进引进国产萃取剂甲酰吗啉无新型萃取剂芳烃精制萃取蒸馏简单蒸馏萃取蒸馏催化剂BASFLummus国内生产预加氢反应器 NiMoCoMoNiMo；主加氢反应器CoMoGr2O3系CoMo; CoMoZn三苯产品收率%苯98.5;甲苯95%二甲苯89%110苯99;甲苯99%二甲苯89.9%加氢温度/预加氢反应器220230230-450170250主加氢反应器290380610-630270360加氢压力Mpa预加氢反应器3.55.76.03.03.5主加氢反应器3.45.76.03.03.5氢源 99.99%自制自制自制纯苯质量结晶点 /5.45.45.48纯度 % 99.9 99.9 99.95总硫 ppm 1 0.5 1 产品国标苯、甲苯、二甲苯 及 烷烃、重芳烃国标苯、重芳烃国标苯、甲苯、二甲苯 及烷烃、重芳烃无机硫的处理方法萃取吸附、解吸，主火炬燃烧。有酸性气体排放。有环境污染。萃取吸附、解吸，主火炬燃烧。有酸性气体排放。有环境污染反应吸附、无酸性气体排放。无环境污染产品收率高 低高运行成本 元/吨8001000100015008001000自动化程度要求高最高较高设备材质要求高最高低装置进口或国产化部分进口部分进口国产装置投资大大低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 99.9。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 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：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 GB5016092（1999年版） 爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范 GB5005892 建筑设计防火规范 GBJ1687（2001年版） 建筑抗震设计规范 GB500112001 钢制压力容器 GB1501998 环境空气质量标准 GB30951996 大气污染物综合排放标准 GB162971996工业企业噪声控制设计规范 GBJ8785采暖通风与空气调节设计规范 GBJ1987（2001年局部修订）石油化工企业职业安全卫生设计规范 SH304793石油化工静电接地设计规范 SH30972000石油化工企业环境保护设计规范 SH302495低倍数泡沫灭火系统设计规范GBJ5015192（2000年版）建筑灭火器配置设计规范 GBJ14090（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。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 表6-31.7.2换热器设备汇总表6-41.7.3容器类设备汇总 表6-51.7.4主装置机泵汇总 表6-6专心-专注-专业1.8、装置负荷及消耗指标1.8.1、热、电负荷一览表 表1-7 总用电要求电站配置总用热负荷要求热负荷配置KWKW×E04 kcal/h×E04 kcal/h主装置787650制氢5050制氮110导热油炉370潜水泵75循环水泵151蒸汽锅炉50变配电20办公用电20现场照明30罐区进出料泵50消防水泵（200）泡沫站（30）自控2085%合计196322007008501.8.2、其他消耗指标 表1-8序号物流名称管径DN/mm流量t/h操作条件协作关系备 注压力MPa(表)温度1除盐水2510.420工厂供给2循环冷水350940极限0.430工厂供给正常500 t/h3循环热水350940极限0.240至工厂管网正常500 t/h4新鲜水500.420工厂供给正常5051.0MPa蒸汽8021.0250工厂供给保温及置换6净化压缩空气801000.4-0.640工厂供给7非净化压缩空气1000.4-0.640工厂供给再生时200Nm3/h8氮气1005000.640工厂供给正常100 Nm3/h9LPG251.540工厂供给开车用9燃料气500.740装置内供给用量 200/Nm3/h 10萃取剂1000.520工厂供给外购11碱液40常压40工厂供给再生一次 30t12废碱液400.540至工厂系统再生一次 33t13DMDS常压常温桶装进装置硫化用 3t14火炬线2500.035130去火炬紧急泄压量15缓蚀剂桶装进装置年用量1.2t161.0MPa蒸汽凝结水800.2133至工厂系统17含油污水12 m3/h自流常温至工厂系统18氢气80500 Nm3/h0840工厂供给19导热油300600 Nm3/h09260工厂供给与蒸汽二选一1.8.3、能耗计算（计算方法按SYJ1029-83规定）表1-9 表8-3消 耗 量燃 料 低 热 值总 能 耗单位备注序号项 目单 位 耗 量小 时 耗 量年 耗 量或 能 耗 指 标能耗单 位数 量单 位数 量单 位数 量单 位数 量MJ/akJ/t123456789101112131循环水t/t2.53t/h15.8125×104t/a12.65MJ/t4.18752.962510.592软化水t/t0.08t/h0.5×104t/a0.4MJ/t96.338.5773电Kwh/t92.6Kwh/h578.75×104Kwh/a463MJ/Kwh11.845481.875109641.0MPa蒸汽t/t0.04t/h0.25×104t/a0.2MJ/t3181.97636.25127.285燃料气NM3/t8.93NM3/h55.8125×104 NM3/a44.625MJ/ NM3361606.25321.846净化压缩空气NM3/t6.40NM3/h40×104 NM3/a32MJ/ NM31.6753.437510.697 导热油炉热负荷×104Kcal/t98.6104Kcal/h616.25MKcal/a4930MJ/MKcal4.18720620.625412428489.95698.1单位消耗合计136 ×104Kcal/t注:用电量仅计入主装置正常耗电。2、建设投资估算建设投资估算表 单位：万元估算价值序号工程或费用名称设备购置安装工程建筑工程其他 合计 建设投资5190234937416439556一、固定资产投资5190234937494388561.工程费用5190234937479131.1单元竖向布置60601.2土建工程2813005811.3静止设备237531226871.4机械设备937629991.5工业炉3753751.6电气,电信2181503681.7自控仪表、控制阀等93720011371.8工艺管道8758751.9工艺机泵187101971.10火炬4350931.11催化剂及化学药剂48