消防知识_消防设计专篇

项目号项目号：64-2013-11A 珠海珠海长炼长炼石化石化设备设备有限公司有限公司 12012010104 4t/at/a 石石脑脑油油综综合利用合利用项项目目 基基础础工工程程设设计计 消防设计专篇消防设计专篇 长岭炼化岳阳工程设计有限公司长岭炼化岳阳工程设计有限公司 二二 0 0 一三年一三年 一二一二 月月 珠海珠海长炼长炼石化石化设备设备有限公司有限公司 12012010104 4t/at/a 石石脑脑油油综综合利用合利用项项目目 基基础础工工程程设设计计 行政负责人：行政负责人： 严严 华华 技术负责人：技术负责人： 匡晓辉匡晓辉 经济负责人：经济负责人： 李代玉李代玉 项目经理：项目经理： 李根忠李根忠 长岭炼化岳阳工程设计有限公司长岭炼化岳阳工程设计有限公司 二二 0 0 一三年一三年 一二一二 月月 项目名称：120104t/a 石脑油综合利用项目 建设单位：珠海长炼石化设备有限公司 建设单位法人代表：唐征宇 编制单位：长岭炼化岳阳工程设计有限公司 编制人员名单 安全环保： 周映 胡益君 宋新明 炼化工艺： 华冬梅 李根忠 罗文吾 储运工艺： 王俊 周南 罗武平 给排水工艺：周映 胡益君 宋新明 管道设计： 谢兴 李根宗 罗文吾 采通： 陈荣 蔡国球 王先容 建筑： 钟杨 潘东平 刘德文 总图： 周双喜 岳华瑞 张林芝 结构： 蒯玉根 廖志伟 刘德文 电气： 肖志兵 罗菊华 陈立平 仪表： 刘镶平 马凤 任义 电信： 澎湖 涂道发 陈立平 概算： 陈蕾 黄以文 谢正炜 项 目 号64-2013-11A 说说 明明 书书 文 表 号30-1/S1 日 期 2013.12 珠海长炼石化设备有限公司第 1 页 共 51 页 120104t/a 石脑油综合利用项目 编 制 消防设计专篇校 核 审 核 设计阶段基础设计 编 制: 校 核: 审 核： 修改修 改 内 容 及 所 及 页 号日 期修改人校核人审核人 长岭炼化长岭炼化 岳阳工程设计有限公司岳阳工程设计有限公司 目 录 1 设计设计依据依据4 1.1 设计合同及批复文件4 1.2 国家及地方的相关法规.4 1.3 设计采用的主要标准规范4 2 项项目概况目概况6 2.1 地理条件7 2.2 项目建设性质及组成7 2.3 设计范围11 2.4 产品方案及流程说明12 2.5 工程消防环境现状35 3 火灾、爆炸危火灾、爆炸危险险因素分析因素分析.37 3.1 危险物料37 3.2 危险岗位38 4 防火安全措施防火安全措施39 4.1 总平面布置39 4.2 危险物料的安全控制39 4.3 爆炸危险区域划分44 4.4 防雷击、防静电积聚44 4.5 供电安全设计45 4.6 建构筑物防火46 4.7 防止泄漏的可燃液体和受污染的消防水直接排放的措施48 5 消防消防设计设计50 5.1 消防设计原则50 5.2 消防设施的设置50 5.3 消防给水系统.50 5.4 低倍数泡沫灭火系统52 5.5 消防泵站主要消防设备及构筑物53 5.6 工艺装置消防设计53 5.7 甲醇罐区消防设计54 5.8 辅助建构筑物消防设计55 5.9 其它消防设施57 5.10 火灾监控报警系统57 6 消防管理机构消防管理机构59 7 消防消防设设施投施投资资60 8 附附图图61 1 设计依据 1.1 设计合同及批复文件 1.1.1 珠海长炼石化设备有限公司 120104t/a 石脑油综合利用项目建设工程设计合同。 1.1.2 中国石化石油化工科学研究院提供的“珠海长炼石化设备有限公司 120104t/a 石脑油 综合利用项目相关工艺数据包”。 1.1.3 各次会议的会议纪要。 1.1.4 珠海长炼石化设备有限公司提供的其他相关设计基础资料。 1.2 国家及地方的相关法规 1.2.1 中华人民共和国消防法。 1.2.2 建筑工程消防监督审核管理规定（中华人民共和国公安部）。 1.2.3 中华人民共和国工程建设标准强制性条文（2000 年 10 月 18 日）。 1.3 设计采用的主要标准规范 1.3.1 石油化工企业设计防火规范(GB50160-2008） 1.3.2 泡沫灭火系统设计规范（GB50151-2010） 1.3.3 建筑灭火器配置设计规范（GB50140-2005） 1.3.4 建筑设计防火规范（GB50016-2006） 1.3.5 石油化工可燃气体和有毒气体检测报警设计规范（GB50493-2009） 1.3.6 建筑物防雷设计规范（GB50057-2010） 1.3.7 石油化工静电接地设计规范（SH3097-2000） 1.3.8 石油化工企业给水排水系统设计规范（SH3015-2003） 1.3.9 石油化工采暖通风与空气调节设计规范（SH3004-2011） 1.3.10 石油化工防火堤设计规范（SH3125-2001） 1.3.11 建筑照明设计标准（GB50034-2004） 1.3.12 爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范（GB50058-1992） 1.3.13 火灾自动报警系统设计规范（2008 年版）（GB50016-98） 1.3.14 石油化工仪表接地设计规范（SH/T3081-2003） 1.3.15 固定式压力容器安全技术监察规程（TSG R0004-2009） 1.3.16 工业与民用电力装置的接地设计规范（GB/T50065-2011） 2、 项目概况 2.1 项目建设主要技术介绍 120104t/a 石脑油综合利用项目采用新技术、新工艺与传统技术及工艺相结合的方 式进行建设，既能大幅度提高产品收率与生产效率，延长催化剂的使用寿命，又能节能降耗， 减排和降低污染，保护生产环境，大大降低投资成本的同时并通过保持工艺技术的领先程度， 持续保持本项目产品的市场竞争力。本工序下游产品进行深加工技术具有竞争优势，将环戊 二烯加氢生产高密度高能燃料、甲苯加氢生产甲基环己烷等高新技术项目。采用的先进技术 如下： 采用新催化重整工艺，利用膜分离技术提高催化重整工艺中产生并使用的含氢物料的氢 含量，同时通过操作单元的新设计，加大重整物料及氢气的循环力度确保重整产物的产量和 氢平衡，从而提高生产效率。 在催化重整过程中，石脑油原料加热升温后，进入反应装置；产物冷却后进行高压分离； 分离后的重整产物进入稳定塔处理；塔底所得的重整生成油进入抽提系统；所得抽出油进入 第一回收塔；底部采出物进入第二回收塔；底部采出物返回抽提系统；抽提后，所得抽余油 进入水洗系统；水洗后，产品进入第一切割塔；所述抽余油第一切割塔上部采出食品级溶剂； 底部与第二切割塔相连接；上部采出庚烷溶剂；同时底部采出重烃溶剂。本发明的采出芳烃 及其溶剂的重整方法的优点是：处理能力、液体收率、芳烃产率、各种溶剂、氢气产量大大 提高。 本公司与中国石油大学和湖南长岭科技开发公司共同开发的稠环芳烃加氢工艺专有技术 是国内外首创，将产生极大的经济价值。稠环芳烃加氢工艺技术采用低温低压，不采取循环 氢工艺而采用溶解氢即增压氢反应的方法，从而避免了传统的高温高压循环加氢工艺技术投 资成本大且安全与工艺操作难度大的技术途径，为建成投产降低生产成本及保证生产安全创 造了极为有利的条件。 苯加氢项目采用新型催化剂而不是传统的催化剂，延长了催化剂的使用寿命并确保了催 化剂的反应选择性，提高了产品的收率，可同时生产环己烯和环己烷两种产品，可根据市场 的要求，按需调配生产比例。该专用催化剂是本公司与某大学联合开发研制的。 2.2 地理条件 2.2.1 地理位置 珠海长炼石化设备有限公司 120104t/a 石脑油综合利用项目的厂址位于广东省珠海市 高栏港经济区石化工业园 。经济区地处珠江口崖门、磨刀门之间，扼西江出海口，距香港 45 海里，澳门 11 海里，距广州 160 公里，距离江门 50 公里，顺德 130 公里，东莞 150 公 里，深圳 200 公里， 2 个小时到达珠三角主要城市。石化工业园区将依托便捷的港口及公 路输运条件，建设成为以石化储运和石化深加工为主，原料储运与生产加工一体化的石化工 业园区。 2.2.2 气象条件 1）气温 工程区属亚热带季风气候，多年平均气候特征如下： 多年平均气温：220C 多年极端最高气温：38.50C 多年极端最低气温：1.70C 多年最高平均气温：22.30C 多年最低平均气温：21.40C 2）降雨量 多年平均降雨量：2271.6mm 年最大降雨量：3379.6mm(1973 年) 年最小降雨量：1200mm（1963 年） 最大日降水量：430mm 历年最大小时降水量：108.2mm(1984 年 4 月 17 日) 多年平均日降水量25mm 的天数: 26.4 天 年平均暴雨天数: 12.6 天 每年 4-9 月为雨季,占全年降水日的 87.4%。 3）日照 年日照时数 1900 小时，年总辐射量 4390.2 兆焦耳/平方米。 4）风向 年主导风为北北西（NNW）。 冬季主导风向：NNW 频率，34.6% 秋季主导风向：NNW 频率，38% 夏季主导风向：S、SSW 频率，33.4% 春季主导风向：SE、NNW 频率，16.9%、14.5% 年平均风速：4.5m/s 最大风速:43 m/s 基本风压:0.85kN/m2 六级以上的大风年均:35 天 年热带气旋与台风平均次数、风向：4.2 次，NE-E-S;多发生于 6-9 月 5）湿度 平均相对湿度（2-6 月）：82%以上 平均相对湿度（10-1 月）：77%以上 年平均相对湿度：81.6% 6）气压 平均气压:101.28kPa 最高气压:103.54kPa 最底气压:95.32kPa 7）雾况: 全年平均雾日：13 天 雾日出现时间：1-3 月最多，平均 8.9 天 8）雷暴 年平均雷暴天数 71.6 天 2.2.3 地形地貌 本工程场地原始地貌类型属于浅海滩涂地貌，经人工填海造地平整而成，人工填土层 基本为块石，块石分布不均，大小不等，大者约 1.0m，小者约 0.1 米，目前地面标高在 2.453.87m 之间，地面较为平坦。无危岩、崩塌、滑坡、泥石流、岩溶土洞、暗沟塘、采 空区、塌陷、沉陷、地裂缝、破碎等不良地质，故场地不会发生由此引起的地质灾害。但场 地存在松散填土、欠固结淤泥软土；局部中风化岩面起伏大，岩土性质变化大。该区域属高 栏岛，以丘陵地貌为主，多为海岩石海岸。水底地形坡度较大，水深一般为-5m，-10m 和- 20m 等深线距列岛外侧岸线分别约1km 和 10km。海域的沉积物类型主要为粘土质粉砂 （YT）和粉砂质粘土（TY），根据测深资料和 210bp 测定法研究分析，海域在自然状态下， 沉积速率为 1.35-3.94cm/a，平均沉积速率 1.8cm/a。 2.124 水文地质条件 1）水文 海洋水文特征：潮汐 根据我国沿用的 K-（HO1+HK1）/（Hm2）比值的判断标准，K 为 1.37，属不正规半 日潮。潮汐日不等现象明显。据历年的统计，本处的潮位特征值（黄海基面起算，单位为 m）: 历年最高潮位：3.06m 历年最低潮位：-1.49m 历年平均高潮位：1.08m 历年平均低潮位：-0.27m 历年平均潮差：1.34m 历年最大潮差：3.18m 历年平均潮位：0.44m 平均涨潮历时：6：26 平均落潮历时：6：05 2）潮流 崖门口黄芽海高栏列岛一带海区海流是潮流、径流和沿岸流的共同区域，这一带属 于强潮弱径流海区，高栏、荷包的外侧有一股常年处于偏西南向的沿岸流。潮流基本上为往 复流。在崖门黄冲、西炮台断面，枯季大潮时，涨潮最大流速大于落潮最大流速，洪季则相 反。此处的最大涨潮、落潮流速相差 2%左右。由于受径流作用，余流向南。冬季沿岸流流 幅宽 30-60 海里，表层平均流速 0.2-0.4m/s。高栏荷包外侧的海流流向，涨潮时为西北向， 落潮时为西南向。 在高栏区，大忙-三角山-南水和荷包-高栏之间的窄口这一纵向潮汐通道，呈往复潮流， 涨潮流向西北偏北，落潮流向东南便南。潮流；在水运动中起控制作用，径流作用较弱。在 三角山大忙岛以北，径流作用相对较强。 3）波浪 本海域波浪一涌浪为主，全年涌浪占 69.1%，风浪占 30.9%，港区口门常波向为 SE， 其频率为 50.78%，强流向为 SE，次浪为 E。 2.2.5 地震烈度 根据广东省地震烈度区划图（1990），珠海市属地地震基本烈度为 7 度区，抗震 设防烈度为 7 度，设计基本地震加速度值为 0.10g，设计地震分组为第一组。 2.3 项目建设性质及组成 2.3.1 建设性质 本工程项目的建设性质为改扩建。 2.2.2 项目组成 本工程项目的主要内容催化重整装置联合装置（催化重整及内部完善、抽提精馏，配套 建设区域变电所、中心控制室、综合办公楼等生产辅助设施、储运设施改造等。并对现有配 套公用工程设施进行改扩建。 2.3 设计范围 本工程的设计范围包括 120X104抽 t/预加氢、100X104t/a 催化重整提精馏装置、 40X10t/a 抽提精馏装置、及配套辅助生产设施的消防设计，项目单元划分见表 2.3-1。 表 2.3-1 单元划分表 序号 单 元 号 部分号单元及部分名称备 注 1101界区内总图布置 2201催化重整装置部分 0240X104抽提精馏装置 3301原料及产品罐区 02储运装卸区 03系统管网 04火炬系统 05循环水场 06消防泵站 07系统给排水管网 08空压站 09除盐水站 10球罐区 11污水处理 12事故池 441中心控制室 2变配电室 2.4 产品方案及流程说明 2.4.1 工艺装置 本装置为联合装置：有 100 万吨/年催化重整（包括 120 万吨/年原料预处理、100 万吨/ 年催化重整）、40 万吨/年抽提精馏装置（包含 40 万吨/年抽提、30 万吨/年精馏装置，精 馏装置包含原一期 C5 装置）。物料均为上下游关系。 2.4.1.1 100 万吨/年催化重整装置 （1）重整装置公称加工规模：120 万吨/年，加工弹性：60%110%，年开工时间： 8000 小时。 表 2.4.1.1-1 原料处理部分物料平衡 序号物料名称数据备注 Kg/hx104t/a 1 进料 石脑油 150000120 罐区 氢气 2500.2 2 出料 干气 3.1252.5 至加热炉 液态烃 3.3752.7 至脱硫 拔头油 18.7515 至罐区 精制油 125000100 至重整 表 2.4.1.1-2 催化重整装置物料平衡 序 号 物料名称数据备注 Kg/hX104t/a 1 进料 重整进料 12500 100 自重组反应区来 2 出料 生成油 11187589.5 至 氢气+干气 107508.6 至用氢单元和膜分离 液态烃 23751.9 至脱丙丁塔 表 2.4.1.1-2 重整后分馏装置物料平衡 序号物料名称数据备注 Kg/hX104t/a 1 进料 重整生成油 11125089 自重组反应区来 拔头油 1875015 自重组反应区来 液态烃 56254.5 自重组反应区来 2 出料 抽提进料 4281034.248 至罐区或抽提精馏装 置 S100095047.6032 经过至罐区 S1500111688.9344 至罐区 S180056784.5424 至罐区 S200052354.188 至罐区 庚烷 122349.7872 至罐区 正丁烷 57004.56 至罐区 戊烷 1689013.512 至罐区 正己烷 51364.1088 至罐区 异己烷 71265.7008 至罐区 环己烷 36662.9328 至罐区 轻组分 41193.2952 至罐区 重组分 63245.0592 至罐区 表 2.4.1.1-3 苯加氢部分物料平衡 序号物料名称数据备注 Kg/hX104t/a 1 进料 苯 5852.94.68232 自罐区 氢气 7000.56 自膜分离 2 出料 环己烷 6254.75.00376 至罐区 放空尾气 298.20.23856 至氢气系统 （2）流程描述 催化重整联合装置包括：原料预处理部分、催化重整部分、重整后分馏部分、氢气提 纯部份、溶剂油加氢部分、重芳分离部分、苯加氢部分、液态烃脱硫部分、溶剂再生部分。 重整反应部分重整反应部分 a.a.预加氢单元工艺流程预加氢单元工艺流程 精制油自精制油罐用泵送至原料油缓冲罐(V201)，V201 用燃料气气封，V201 的 精制油经预加氢进料泵(P20lAB)升压至 30MPa 左右，经预分馏塔顶进料换热器 (E20lAB)管程后，与预加氢增压机(C20lAB)，送来的氢气以 300：1 体积比混合后，进 入预加氢进料换热器(E202AF)壳程升温至 290左右，分四路进预加氢加热炉 (F201)，加热至反应温度 410，进入制氢反应器(R200B)。反应产物由制氢反应器 (R200B)底部出来，经预加氢进料换热器(E202AF)管程、预加氢产物脱水塔进料换热 器(E204AB)管程和预加氢冷凝器(E203AB)冷却到 40后，进入预加氢气液分离罐 (V202)进行气液分离，分出的气体纪委粗氢气，其中含有少量轻烃、硫化物和水份，因此 必须进行净化，由预加氢气液分离罐(V202)出来的氢气一部分首先进入活性塔吸附器（V- 211C）脱除轻烃和硫化物，然后进入重整反应部分的分子筛罐（V-211AB），进行脱水干燥， 经过净化后的氢气纯度达 99%左右（C2 轻烃.5%(V),H2S1ppm(V),H2O50ppm(V),即可送往 宠系统作为重整开工用氢。另一部分至预加氢增加机（C-201AB）增压作为循环氢。预加氢 气液分离罐(V202)底部出来的反应生成油返回罐区精制油罐，作为重整开工用油。 原料油自罐区用泵送经原料预切割塔进料预热器（E-218AB）管程升温至 76后，进入 原料预切割塔进料换热器（E-219AB）管程，升温至 138进原料预切割塔（T-214）第 6 层 塔板上作为原料预切割塔进料，塔顶油气经原料预切割冷凝器（E-236ABCD），冷却至 40， 进入原料预切割塔顶回流罐（V-235），V-235 顶部不凝气经压控排至火炬，V-235 底部液相 经原料预切割塔顶回流泵（P-238AB）升压，一路去原料预切割塔 T-214 顶第 35 层塔板上， 作为塔顶回流，另一路作为拔头油送至罐区。原料预切割塔（T-214）中部第 17 层塔板处油 气采出，经石脑油抽出泵（P-237AB）升压，进入原料预切割塔进料预热器（E-218AB）壳程、 石脑油冷却器（E-238）冷却至 40，进入原料油缓冲罐(V201)。原料预切割塔（T- 214）底部液相经原料预切割塔底泵（P-235AB）升压，分为两路，一路经原料预切割塔重沸 炉（F-203A）升温至 325左右，返回 T-214 第一层塔板，作为塔底重沸热源；另一路经原 料预切割塔进料换热器（E-219AB）壳程、重组分冷却器（E-237AB）冷却至 40，作为重 组分送至罐区。 原料油缓冲罐(V201)用燃料气气封，V201 的原料油经预加氢进料泵(P20lAB)升 压至 30MPa 左右，进预分馏塔顶进料换热器(E20lAB)管程。升温至 109，与预加氢增 压机(C20lAB)，送来的氢气以 140：1 体积比混合后，进入预加氢进料换热器(E202AF)壳 程升温至 260左右，分四路进预加氢加热炉(F201)，加热至反应温度 320，先进入 脱砷反应器（R-200A）脱除砷化物（砷含量1ppb）后，进入预加氢反应器(R201)。 在预加氢进料泵(P20lAB)入口，设有注硫化物(DMDS)设施，供催化剂硫化时使用。 预加氢反应产物经 E202AF 换热器壳程，进入预加氢产物脱水塔进料换热器 (E204AB)壳程再与余氢混合后，进入预加氢冷凝器(E203AB)冷却到 40后，去预加氢 气液分离罐(V202)，反应产物在此进行油气水三相分离，V202 顶部重整氢去增压机氢 气分液罐(V209)和气相脱硫部分，V202 底部液体，自压分别经过 E204AB、E205 壳 程，升温至 160进脱水塔(T201)第 22 层塔板上作为脱水塔进料，含微量的硫化氢和胺 盐类的污水，在 V202 底切出去经装置内污水处理池，再流出装置。 脱水塔(T201)塔顶油气经冷凝器(E206)，冷却到 40，进入脱水塔顶回流罐 (V203)，V203 顶气相去脱硫部分，V203 底液相由脱水塔顶回流泵(P203AB)升压， 去脱水塔顶第 30 层塔板上，作为塔顶回流，余下部分做为液态烃至液态烃脱硫塔(T-212)脱 硫。 脱水塔(T201)底液相分为两路，一路经脱水塔加热炉泵(P202AB)升压后，分四路进 脱水塔底加热炉(F202)加温至 210左右，返回脱水塔第一层塔板，作为塔底重沸热源， 另一路自压分别经脱水塔进料换热器(E205AB)管程、预分馏塔进料换热器(E207AB)壳程 升温至 180，进入预分馏塔(T202)第 18 层板上做为预分馏塔进料。 在开工初期或操作不正常时，在脱水塔(T201)底设液相脱硫罐(V210)经脱硫罐除去 硫等杂质、以满足重整催化剂操作的需要。 预分馏塔(T202)顶部轻组分油气，分别经预分馏塔顶进料换热器(E20lAB)壳程预分 馏塔顶空冷器(A201)、预分馏塔顶冷凝器(E208)冷却至 40，进入预分馏塔顶回流罐 (V204)，V204 顶部不凝气经压控排入燃料气管网，V204 底部液相，经预分馏塔顶回 流泵(P205)AB 升压，一路去预分馏塔顶第 40 层塔板上，作为塔顶回流，另一路经压控作 为拨头油送至脱丁烷塔进料缓冲罐（V-234）。 预分馏塔底部液相，一路经预分馏塔底回流泵(P204AB)升压后。分四路进预分馏塔加 热炉(F203)，加热至 22012 左右，返回预分馏塔第一层塔板下作为塔底重沸热源，另一路 经预分馏塔进料换热器(E207AB)管程，作为 重整原料，去重整反应部分。 b.b.重整单元工艺流程重整单元工艺流程 重整原料以重整进料泵(P206AB)升压至 20MPa 左右。与重整循环氢 压缩机(C202)末 级抽出的段循环氢以 600：1 体积比混合，经重整进料换热器(E209)管程换热至 413 分十路进重整第加热炉(F204AB)加热至 470，去第一反应器(R202)，R202 的反应产 物分十路进第二加热炉(F205)加热至 495，去第二反应器(R203)，R203 的反应物与循 环氢压缩机(C202)中间抽出的二段循环氢，经重整二段混氢换热器(E210)管程 换热后) 混合，使氢油体积比达到 1200：1 然后分两路，每路分十支路，同时并进第三加热炉 (F206AB)加热至 500。去第三反应器(R204)，R204 的反应物分两路，每路分十支路， 同时并进第四加热炉(F207AB)加热至 500，去第四反应器(R205)。由 R205 出来的 反应流出物分两路，分别经重整进料换热器(E209AB)壳程和重整二段混氢换热器 E210 壳 程，换热后分三路(E209AB，E210 三路)去重整产物空冷器(A202)，再去重整产物冷 凝器(E21lAB)冷却至 38，最后进入重整气液分离器(V205)进行气液分离，V 205 顶 氢分为两路，_路去循环压缩机 C202 作为重整循环氢，另路经氢气分液罐(V209)去预 加氢增压机作为预加氢混，多余部分去预加氢冷凝器(E203AB)，V205 底重整生成油 自压送稳定部分。 压缩机入口分液罐(V205)高液面 LSH4221 同 C201 电源联锁，以防止液体带入往 复压缩机内发生故障。 重整后分馏部分 重整生成油自重整气液分离罐（V-205）来，经后加氢反应进料泵（P-224AB）升压后 送入后加氢反应进料预热器（E-220），与脱重塔顶油气换热后送入重汽油-生成油换热器 （E-223），加热后至后加氢反应部分。反应产物进稳定塔（T-203）。T-203 顶戊烷馏分油 与来自液态烃脱硫部分来的液态烃、脱水塔顶的拔头油混合至脱丁烷塔进料缓冲罐（V- 234），经脱丁烷塔进料泵（P-229AB）升压后进重汽油-脱丁烷塔进料换热器（E-221）与 脱重塔底重汽油换热后进脱丁烷塔（T-208A）。稳定塔（T-203）底油进脱重塔（T-207）。 脱重塔（T-207）顶油气分两路：一路进后加氢反应进料预热器（E-220AB）加热重整 生成油，再送入脱重塔顶后冷器（E-222AB）冷却至 40，冷却后脱戊烷油进脱重塔顶回 流罐（V-230A），脱戊烷油一路经脱重塔顶回流泵（P-227AB）至 T-207 第一层塔板，一 路经脱重塔顶回流罐抽出泵（P-233AB）送出装置；另一路脱重塔顶气进戊烷油塔底重沸器 （E-230）做戊烷油分离塔热源，再进脱重塔顶产品冷却器（E-234）冷却至 40进脱重塔 顶产品罐（V-230B），经脱重塔顶产品泵（P-231AB）升压后送入罐区，或直接进抽提精 馏装置做原料。脱重塔底重汽油一部分由脱重塔重沸炉泵（P-225AB）送入脱重塔重沸炉 （F-211）做脱重塔热源；一部分由重汽油泵（P-226AB）送入重汽油-生成油换热器（E- 223）与重整生成油换热，换热后送入重汽油-脱丁烷塔进料换热器（E-221）加热脱丁烷塔 进料，最后经重汽油冷却器（E-224）冷却至 40送出装置。 脱丁烷塔（T-208A）顶气进脱丁烷塔冷却器（E-225），冷凝冷却至 40进脱丁烷塔 顶回流罐（V-233），液态烃自脱丁烷塔顶回流罐经脱丁烷塔回流泵（P-234AB）一部分回 流至塔顶第一块版；一部分进正丁烷分离塔进料-产品换热器与丁烷分离塔（T-208B）底油 换热后进丁烷分离塔；另一部分经过液位控制和计量后出装置。脱丁烷塔顶采用热旁路控制 塔顶压力，塔底重沸器采用 1.0MPa 蒸气作为热源，重沸器出口温度与蒸汽凝水量串级控制， 塔釜液面与采出量串级控制。脱丁烷塔底戊烷油馏分油至戊烷油分离塔（T-209）。 丁烷塔（T-208B）顶气进丁烷分离塔冷凝器（E-226AB），冷凝冷却至 40进丁烷分 离塔顶回流罐（V-231），液态烃自丁烷分离塔顶回流罐经丁烷分离塔顶回流泵（P- 232AB）一部分回流至塔顶第一块版；一部分经过液位控制和计量后出装置。丁烷塔顶采用 热旁路控制塔顶压力，塔底重沸器采用 1.0MPa 蒸气作为热源，重沸器出口温度与蒸汽凝水 量串级控制，塔釜液面与采出量串级控制。丁烷分离塔正丁烷产品经正丁烷分离塔进料-产 品换热器（E-233）与丁烷分离塔进料换热后进丁烷产品冷却器（E-231）冷却至 40出装 置。 戊烷油分离塔（T-209）顶气进戊烷油分离塔冷凝器（E-228），冷凝冷却至 40进戊 烷油分离塔顶回流罐（V-232），戊烷油自戊烷油分离塔顶回流罐经戊烷油分离塔顶回流泵 （P-230AB）一部分回流至塔顶第一块版；一部分经过液位控制和计量后出装置。戊烷油分 离塔顶回流罐采用氮封控制戊烷油分离塔（T-209）操作压力，正常操作时脱重塔塔顶气做 塔底重沸器热源，脱重塔不开时采用 1.0MPa 蒸汽做热源。戊烷油分离塔底油经戊烷油分离 塔底泵（P-228AB）与进戊烷油分离塔底冷却器（E-232AB）冷却至 40出装置。 溶剂油加氢部分 来自戊烷油分离塔底溶剂油与来自罐区的溶剂油混合后再与氢气混合进溶剂油加氢反应 进料预热器（E-4101），与溶剂油加氢产物换热。换热后溶剂油进溶剂油加氢进料换热器 （E-4102），经 1.0MPa 蒸汽加热后进溶剂油加氢反应器（R-4101）进行反应。反应产物 进溶剂油加氢反应进料预热器（E-4101）加热反应原料，再经过脱芳烃产物冷却器（E- 4103AB）冷却后进溶剂油加氢分离器（V-4101），轻组分进氢气系统，重组分进异己烷进 料换热器（E-4201）换热后进异己烷塔（T-4201）。异己烷塔顶气经异己烷塔顶冷凝器 （E-4202AB）冷却后进异己烷塔顶回流罐（V-4201），然后经异己烷塔顶回流泵（P- 4203AB）一部分回流至塔顶第一块版，另一部分轻组分作为副产品经过液位控制和计量后 出装置。中段抽出油进异己烷汽提塔（T-4203），异己烷汽提塔底采用 1.0MPa 蒸气做热源， 塔顶气返回异己烷塔，塔底异己烷产品由异己烷汽提塔底泵（P-4202AB）送入异己烷产品 冷却器（E-4203AB）冷却后出装置。异己烷塔底组分经异己烷塔底泵（P-4201AB）送至正 己烷塔（T-4202）。正己烷塔顶气经正己烷塔顶冷凝器（E-4205AB）冷却后进正己烷塔顶 回流罐（V-4202），然后经正己烷塔顶回流泵（P-4205AB）一部分回流至塔顶第一块版， 另一部分作为正己烷产品经过液位控制和计量后出装置。塔底环己烷组分由正己烷塔底泵 （P-42024AB）送入环己烷产品冷却器（E-4207AB）冷却后出装置。 重芳分离部分（设置在原 C5 装置内） 重芳油自中间罐区或脱重塔底来，进重芳分离塔进料一级预热器（E-7101）与 S1500 产品换热后送入重芳分离塔进料二级预热器（E-7102）与重芳塔底产品换热后送入重芳分 离塔（T-7101）第 1 塔板，重芳分离塔共有上面 5 段填料和下面 20 块塔板。塔顶气进重芳 分离塔冷凝器（E-7103），冷凝冷却至 100进重芳分离塔回流罐（V-7101），S1000 产 品自重芳分离塔回流罐经重芳分离塔回流泵（P-7101AB）一部分回流至塔顶第一块版，另 一部分送至 S1000 产品冷却器（E-7108）冷却至 40经过液位控制和计量后出装置。重芳 分离塔回流罐顶部设置抽真空系统，保证塔系统为-0.015MPa 下操作。塔底重沸器采用 1.0MPa 蒸气作为热源，重沸器出口温度与蒸汽凝水量串级控制，塔釜液面与采出量串级控 制。塔底重组分在塔底液位与流量串级控制下由重芳分离塔塔底泵（P-7104AB）送入重芳 分离塔进料二级预热器（E-7102）与重芳进料换热，然后送至塔底产品后冷器（E-7107）， 冷却至 40出装置。 一线抽出油从重芳分离塔（T-7101）第 2 段填料下部抽出，进 S1500 产品抽出泵(P- 7102AB)，送入重芳分离塔进料一级预热器（E-7101），与重芳换热，后送入 S1500 产品 后冷器（E-7105）冷却至 40出装置。 二线抽出油从重芳分离塔（T-7101）第 4 段填料下部抽出，进 S1800 产品抽出泵(P- 7103AB)，送入 S1800 产品后冷器（E-7106），冷却至 40出装置。 苯加氢部分 本装置为生产合格环己烷产品，设计能力为年产环己烷 5 万吨/年。苯加氢装置主要包 括：苯汽化、加氢反应，产品冷却分离三个工序。 膜分离装置来氢气通过氢气缓冲罐（V-5102）后与加氢反应后气相在氢气换热器 E- 5103 中进行换热；苯自罐区来，通过与加氢反应后气相在苯换热器 E-5101 中进行换热； 预热后的氢气和苯在汽化器（E-5102）中进行汽化，通过调节苯汽化器蒸汽调节阀来控制 物料出汽化器的温度140而保证物料以气相进入反应器。 经汽化后的苯和氢气混合物以140的气相从加氢反应器顶部进入进行加氢反应，加 氢反应温度控制在 140-180，压力控制在 750Kpa-1000KPa。加氢反应器共四台 R- 5101 R-5104，四台反应器可并联可串，以提高产品品质。 反应后气相主要成份：环己烷、氢气、微量苯、惰性气体等。反应后气相主要成份：环 己烷、氢气、微量苯、惰性气体。加氢前反应器、加氢后反应器在进行加氢反应时产生大量 热，汽水分离器（V-5105）高温热水从反应器壳层底部进入，高温热水取热后产生 0.5Mpa 蒸汽从反应器壳层顶端排出进入汽水分离器，高温热水通过热虹吸循环对反应器进 行取热，0.5Mpa 蒸汽通过蒸汽压力调节阀向低压蒸汽管网输送蒸汽。热水进入高温水槽， 向汽水分离器（V-5105）补充锅炉水。 反应后气相先与氢气在氢气换热器（E-5103）中进行换热，再与苯在苯换热器（E- 5101）中进行换热，气相再经气体冷凝器（E-5104）、尾气冷凝器(E-5105)冷却进入尾气 分离罐（V-5106）进行气液分离，惰性气体通过系统压力调节阀排入火炬，大部分含氢气 体进氢气系统，统一处理。E-5101/E-5103/E-5104/E-5105 冷凝液入环己烷中间罐（V- 5104），液相环己烷由于系统压差排入环己烷闪蒸罐（V-5103），环己烷闪蒸罐（V- 5103）中不凝气体通过压力调节阀控制经闪蒸罐冷凝器冷凝后排入火炬，环己烷产品经 P- 5101AB 送入罐区。 液态烃脱硫部分 含硫液态烃自脱水塔回流泵（P-203AB）至液态烃脱硫塔（T-212）脱硫，脱硫后液态 烃至脱丁烷塔进料缓冲罐（V-234），进脱丁烷塔（T-208A）。富液进溶剂再生装置再生后 重复利用。 溶剂再生部分 自重整装置液态烃脱硫塔（T-212）、氢气胺接触塔（T-204）、瓦斯胺接触塔（T- 205）来的含 H2S、CO2等的富溶剂经过滤器（SR-6101）过滤后，再经贫-富液二级换热 器（E-6101A，B）换热后进入富液闪蒸罐（V-6101）并闪蒸出轻烃后，富液经富液泵 （P-6101A，B）送至贫-富液换热器一级换热器（E-6102A，B）换热后富液进入再生塔 上部。MDEA 溶液的再生是通过蒸汽间接汽提来完成的，重沸器热源由 0.3MPa 蒸汽提供。 塔顶酸性气经水冷器（E-6105）冷凝冷却后进入酸性气分液罐（V-6103），分离出 的冷凝液作为再生塔顶回流，酸性气送至碱洗罐处理。 离开再生塔的胺液经贫-富液换热器（E-6102A，B、E-6101A,B）换热，贫液冷却器 （E-6103A，B）冷却后进入溶剂缓冲罐（V-6102），用贫液输送泵（P-6103A，B）、 贫胺增压泵（ P-214A，B）送至液态烃脱硫塔（T-212）、氢气胺接触塔（T-204）、瓦 斯胺接触塔（T-205）循环使用。 溶剂缓冲罐的容量能容纳该部分设备及系统管道所有的溶剂量；工艺过程循环中用溶剂 加入泵来补充胺液。 2.4.1.2 40X104t/a 抽提精馏装置 （1）建设规模及技术路线 抽提精馏装置公称加工规模：40 万吨/年，加工弹性：60%110%，年开工时间：8000 小时。 （2）生产原料及主要产品 本装置主要原料为珠海长炼重整装置脱戊烷油，主要产品为苯、甲苯、二甲苯、6#溶剂 油、120#溶剂油。中间产品：混合芳烃、非芳油。副产品：非芳拔头轻油、非芳脱重汽油。 （2）生产工艺流程简述 抽提部分: 重整脱戊烷油原料自界区外来，送入抽提塔中部第 56/65/76 块塔板（自上而下数， 下同），来自换热器（E-3101）的贫溶剂（80）送到抽提塔顶部，回流芳烃（50） 从汽提塔顶罐（V-3101）由泵（P-3104）送到抽提塔的下部。抽提塔（T-3101）共有 86 块筛板。当回流芳烃（反洗液）中积累较多烯烃时，需将部分回流芳烃改从原料油 进料口（第 56/65/76 块塔板）入塔。当抽提进料中芳烃含量过高时，亦需将部分贫溶 剂（第三溶剂）改由原料油进料口入塔。抽提塔塔顶压力采用补氮和放空的分程控制。 塔的下界面与塔底富溶剂采出量串级控制，塔的上界面与抽余油采出量串级控制。 抽余油水洗塔（T-3102）共有 7 块筛板。抽提塔顶抽余油（80，0.50MPag）与 抽余油水洗塔底循环水混合后送入抽余油水冷器（EL-3101）进行冷却和初步洗涤，然 后进入抽余油水洗塔底。从回收塔回流罐（V-3102）来的水溶剂进入抽余油水洗塔顶， 在水洗塔内，水与抽余油逆流接触，塔底水一部分循环到抽余油水冷器进行初步洗涤， 其余部分含溶剂的水送往水汽提塔（T-3105）。经过水洗后的抽余油作为精馏部分非 芳分馏原料送入中间产品罐，或直接进非芳分离塔（T-3204）。在抽余油水洗塔中， 油为分散相，水为连续相。为了保证水洗效果，该塔设有油的上循环和水的下循环。 从抽提塔底来的抽出油（65）在换热器（E-3101）中与贫溶剂换热，并加入第二 溶剂（必要时加入第二溶剂有利于在汽提塔内除净非芳烃）后送往汽提塔（T-3103）顶 第 1 块塔板。汽提塔共有 40 块浮阀塔板。在汽提塔内，非芳烃与一定量的芳烃从汽提 塔顶蒸出，塔顶物（117）与水汽提塔顶物料一起在空冷器（A-3101）内冷凝冷却后 进汽提塔顶水冷器（EL-3102），然后流入汽提塔顶罐（V-3101）进行油水分离，分出 的水经泵（P-3105）送到水汽提塔（T-3105），油则经泵（P-3104）送往抽提塔下部 作为回流芳烃。汽提塔底重沸器采用 2.2MPag 蒸汽做热源，塔底压力与蒸汽凝水量串级 控制，塔釜液面与采出量串级控制。 从汽提塔底出来的富溶剂（178）在塔底液位与流量串级控制下由汽提塔底泵 （P-3103）送入回收塔（T-3104）中部第 20 块塔板。回收塔共有 34 块浮阀塔板。来 自溶剂再生塔（T-3106）的含溶剂的水蒸汽（176，-0.02MPag）以及水汽提塔（T- 3105）釜含溶剂的水，用作为回收塔底的汽提介质，以降低芳烃的饱和蒸汽压。该塔 采用插入式再沸器，以 2.2MPag 蒸汽做热源。通过水蒸汽汽提蒸馏，芳烃与水蒸汽 （89，-0.053MPag）从塔顶出来，贫溶剂则从塔底采出。回收塔顶物经过空冷（A- 3102）和水冷器（EL-3103）冷凝冷却后进入回流罐（V-3102）进行油水分离。回流 罐（V-3102）分离出来的芳烃一部分作回流，其余作为中间产品送到中间罐区的混合 芳烃罐，或直接送入精馏部分。回流罐（V-3102）分出的水由流量控制作为水洗水送 往抽余油水洗塔（T-302），以回收抽余油中的少量溶剂。 回收塔底贫溶剂一少部分送入溶剂再生塔（T-306）进行再生，除去其中的高分子 聚合物及其他机械杂质，其余贫溶剂先去水汽提塔再沸器（E-3104）作热源，再经过 溶剂过滤器（FI-3101），E-3101 与抽出油进一步换热后循环回抽提塔顶。回收塔底的 温度与蒸汽凝液量串级控制，为保证抽提塔操作稳定，贫溶剂抽出量流量控制给定， 塔底液位加以显示。为了避免溶剂分解，回收塔在减压下操作，残压由塔顶的压力控 制器控制回收塔真空泵（P-3109）的吸入量进行调节。抽真空泵为爪式干式真空泵。 离析出的少量油进入地下溶剂罐（V-3105）进行回收，尾气送放空罐（V-3304）。 水汽提塔（T-3105）共有 5 块浮阀塔板。在水汽提塔中，对来自抽余油水洗塔和 汽提塔顶回流罐的水进行汽提，塔顶含少量烃的蒸汽在流量控制下送往汽提塔空冷器。 从塔底出来的含有溶剂的水通过流量控制送入回收塔底，塔釜蒸汽在压力控制下被导 入溶剂再生塔（T-3106）作为溶剂再生的汽提蒸汽。水汽提塔再沸器用贫溶剂加热， 以最大限度的利用贫溶剂的热量。大部分贫溶剂从水汽提塔再沸器出来，经过换热后 进入抽提塔。 溶剂再生塔（T-306）实际上是一个减压蒸发器。在溶剂再生塔（T-306）内除去 溶剂中的机械杂质和聚合物，溶剂汽提后从塔顶出来进入回收塔底，塔底残渣不定期 地从塔底排出。溶剂再生塔也采用 2.2MPag 的蒸汽为热源，加热量给定。塔底液位与 进料量串级控制。 为保持溶剂的质量,汽提塔顶回馏罐（V-3101）、新鲜溶剂罐（V-3106）、湿溶剂 罐（V-3107）、地下溶剂罐（V-3105）用氮封，防止空气进入引起溶剂氧化，汽提塔 顶氮封同时起调节气提塔顶压力的作用。汽提塔、回收塔及溶剂再生塔再沸器的加热 热源采用 2.2MPag 蒸汽以避免溶剂超温。为缓解溶剂发泡和腐蚀，在抽提塔底富溶剂 中加入消泡剂，必要时将抗腐蚀剂单乙醇胺注入系统中，以控制溶剂的 pH 值。消泡剂 和单乙醇胺以甲苯作为调配液。 芳烃精馏部分: 混合芳烃自中间罐区或抽提部分来，进混合芳烃-甲苯气换热器（E-3207）与甲苯塔顶 气换热后送入苯塔中部第 30 块塔板（自上而下数，下同），苯塔共有 60 块高效塔板，塔 顶回馏自苯塔回流泵（P-3203）来，经过流量-温差串级控制送入塔顶第一块版。产品苯 （87.2）从第四块板抽出，经苯产品冷却器（EL-3201）冷却后，由苯产品泵（P-3202） 升压送出装置。塔顶气（87.1）进苯塔塔顶水冷器（EL-3202/AB），冷凝冷却至 40进 苯塔塔顶回流罐（V-3201），然后经苯塔回流泵（P-3203）全回流至苯塔塔顶第一块版。 因苯为高度危害物质，苯塔塔顶回流罐采用氮封，氮封同时起调节苯塔塔顶压力的作用，塔 顶压力采用补氮和放空的分程控制，放空氮气进装置放空罐（V-3304）。塔底重沸器采用 二甲苯塔（T-3203）塔顶气（192，0 .26MPag）作为热源，开工时，采用 1.0MPa 蒸气 作为临时热源。为保证出装置苯产品质量，在苯产品泵进出管线间设置苯产品在线分析检测 仪表（在线分析小屋），在线动态分析出装置苯产品质量。 从苯塔底出来的 C7+混合芳烃（136.5）在塔底液位与流量串级控制下由苯塔塔底泵 （P-3201）送入甲苯塔（T-3202）中部第 30 块塔板，甲苯塔共有 60 块高效塔板，塔顶回 馏自甲苯塔回流泵（P-3205）来，经过流量-温差串级控制送入塔顶第一块版。塔顶气 （118）经过三通调节阀 TV-32305 分流为两部分，一部分进混合芳烃-甲苯气换热器（E- 3207）与混合芳烃原料换热后与另一部分混合进甲苯塔顶水冷器(EL-3203)，冷凝冷却至 40进甲苯塔顶水冷器(V-3202），然后经甲苯塔回流泵（P-3205）一部分回流至甲苯塔塔 顶第一块版，另一部分经过液位控制和计量后出装置。因甲苯为中度危害物质，甲苯塔塔顶 回流罐采用氮封，氮封同时起调节甲苯塔塔顶压力的作用，塔顶压力采用补氮和放空的分程 控制，放空氮气进装置放空罐（V-3304）。塔底重沸器采用 1.0MPa 蒸气作为热源。为保 证出装置甲苯产品质量，在甲苯塔回流泵进出管线间设置甲苯产品在线分析检测仪表（在线 分析小屋），在线动态分析出装置甲苯产品质量。甲苯中少量水在甲苯塔顶回流罐脱水包中 沉积。生产中根据需要采用人工脱水。 从甲苯塔底出来的 C8+混合芳烃（156.2）在塔底液位与流量串级控制下由甲苯塔塔 底泵（P-3204）送入二甲苯塔