20万吨年异辛烷装置项目实施建议书

1、中国万达石化集团山东威特化工有限公司新建20万吨/年异辛烷装置项目建议书中国*石化集团山东*化工有限公司新建20万吨/年异辛烷装置项目建议书技术负责人：杜伯和项目负责人：李国宝淄博君达化工技术有限公司2016年02月1、总论4.1.1、项目及建设单位基本情况 4.1.2、编制依据及原则4.1.3、编制范围5.1.4、项目背景及建设必要性 5.1.5、主要建议结论 6.2、市场分析与价格预测9.2.1、原料市场分析 9.2.2、烷基化油（异辛烷）市场分析 93、装置建设规模、产品方案 103.1、建设规模和装置组成 1.03.2、原料性质和产品方案1.14、工艺装置124.1、工艺技术选择.12

2、4.2、工艺流程概述及操作条件 1.34.3、主要设备选择 .184.4、公用工程消耗224.5、工艺装置三废”排放234 .6、工艺技术及设备风险分析245、辅助材料246、组织机构、人力配置和项目实施计划 246.1、组织机构246.2、新建装置人力配置256.3、项目实施计戈U 257、投资估算和资金筹措26267.1、建设投资估算261、总论11、项目及建设单位基本情况111、项目基本情况1.1.1.1、项目名称山东*化工有限公司产品质量升级项目，新建20万吨/年异辛烷装置。1.1.1.2、项目建设性质该项目属于新建项目。1.1.1.3、项目建设地点项目建设地点为：中国*石化集团山东*

3、化工有限公司厂区内。1.1.2、建设单位基本情况1.121、建设单位名称、性质及负责人建设单位全称：山东*化工有限公司建设单位性质：民营股份制企业建设单位法人：万金龙1.1.2.2、建设单位概况1.2、编制依据及原则1.2.1、编制依据中国*石化集团山东*化工有限公司提供的工艺装置及公用工程现状资 料、平面布置图、发展用地有关资料、地质资料以及气象资料。1.2.2、编制原则1.2.2.1、新建装置立足于国内自主技术，并对其进行优化。装置注重与甲方已 有装置、储运及公用工程多方面的联合及配套。1.222、新建装置布置尽可能节约占地面积、 节省投资和充分利用厂内已有资 源优势及装置负荷余量，降低能

4、耗。1.223、采用DCS集中控制，以优化操作，减少操作人员，提高经济效益。1.224、贯彻国家关于环境保护、安全卫生和消防的法规和要求，做到三废治理，安全卫生及消防等保障措施与工程建设三同时”13、编制范围新建20万吨/年异辛烷装置及相关部分公用工程。14、项目背景及建设必要性当前中国汽车保有量超过1亿辆，每年消耗汽油超过8000万吨。车用汽 油是炼油工业最重要最大量的石油产品。但车用汽油的生产，长期以来一直 受到两个方面的影响：一是汽车发动机压缩比的不断提高；二是环境保护要 求汽油中少使用或不使用烷基铅抗爆剂。这两个互不关联的影响的后果却是 一致的，即要求车用汽油本身具有更高的辛烷值。碳四

5、烯烃和异丁烷经过烷 基化反应所生成的工业异辛烷是以各种三甲基戊烷为主要成分的化工产品， 其辛烷值在90以上，因此用工业异辛烷可以调合成各种高辛烷值的车用汽油 产品。此外，由于工业异辛烷几乎完全是由饱和的支链烷烃所组成，还可以 用工业异辛烷作为各种溶剂油使用。醚后碳四是生产烷基化的原料，经烷基化装置加工后，醚后气变成烷基 化油、民用液化气和正丁烷。维持原来产业结构，极大提高了产品的附加值本项目的实施，不但可通过项目自身发挥效益，促进区域经济总量增长， 带动所在区域经济结构调整和经济总量的增长，同时通过吸纳有一定专长的 劳动力和其他类型劳动力，增加了劳动就业机会，因此本项目的实施具有良 好的社会效

6、益。本项目的实施对提高资源综合利用率，由已建芳构化装置的30%的油品收率提高到85%以上，极大的提高了原料及产品的附加值，增强企业活性， 适应市场及经济发展需求，发展循环经济，提高了市场的竞争力和企业的经 济效益，增强企业抗市场风险能力具有重要的现实意义。15、主要建议结论151、项目概况醚后碳四是生产烷基化油的原料，采用淄博君达化工技术有限公司的硫 酸法烷基化工艺技术，醚后气变成烷基化油、民用液化气和正丁烷。年处理 醚后液化气24万吨。1.5.1.1、装置能力以甲方提供的醚后碳四原料汇总计算：24万吨/年，在原料中总烯烃含量 42.55%时，年产异辛烷约20万吨。配套2.0万吨/年废酸处理装

7、置。1.5.1.2、生产能力及产品方案表1.5-1原料及产品明细表烷基化24万吨/年序号物料名称收率数量W%kg/ht/d104t/a原料（进）1醚后碳四45.35 %89.58%26875645.0021.5002异丁烷89.7%10.42%312575.002.5002合计40.81%100.00%30000720.0024.000产品（出）1民用液化气0.38%1142.740.0922正丁烷13.13%394094.563.1523异丁烷1.17%35084.000.2802Ldjk=?异辛烷84.42%25325607.8020.2604损失0.90%2706.480.2165合计1

8、00.00%30000720.0024.000年操作时间8000小时。注：此平衡为主物料平衡，不包括辅助的酸碱损耗。1.5.1.3、公用工程消耗表1.5-2烷基化装置公用工程消耗（按照年操作8000小时计算）序号项目单位小时耗量是否连续备注正常最大1脱盐水t/h0.515否2循环水t/h150是31.0MPa蒸汽t/h23是塔选高效塔盘4电（压缩机用电）kWh4300(3000)是7氮气3Nm /h80否8仪表风3Nm /h200是998%浓硫酸t/h2是1.6万吨/年，吨异辛 烷消耗量不大于80Kg10氢氧化钠t/h0.02否160吨/年表1.5-32.0万吨/年废酸处理公用工程消耗 （按照

9、年操作8000小时计算）序号项目单位小时耗量是否连 续备注正常最大1脱盐水t2是2循环水t400是3电kWh300是4氮气Nm3/h否5仪表风Nm3/h50是6燃料气3Nm /吨废 酸1801.5.1.4、占地面积新建装置部分占地约 45X100=4500;废酸处理装置占地约39X80=3120m2总占地约8000 m21.5.1.5、定员烷基化装置生产实行四班三运转，生产人员定额30人。1.5.2、主要技术经济指标本项目工程建设投资6218万元，年均销售收入105417万元，年均总成本 费用96893万元，年均利润总额7791万元，年均税后利润5843万元，具有良好 的投资效益。1.5.3、

10、研究结论根据对国家产业政策及地方政府转型升级的要求，以及对市场调研和未 来趋势预判的研究结果得出如下结论：新建20万吨/年异辛烷项目符合多项国家发改委最新产业结构调整指导 目录中的鼓励类条款；项目采用淄博君达化工技术有限公司合作开发的硫酸 法烷基化工艺技术，工艺上先进稳定，已有数套投产装置，产品质量优良。本项目利用液化石油气为原料生产优质烷基化油 （异辛烷），副产液化气。 原料来源可靠稳定，产品销售有保证，配套辅助设施和公用工程部分可以最 大部分依托原有系统工程。项目各项经济评价指标好于行业基准值，经济效益很好，具有较强的抗 风险能力，在经济上是完全可行的。同时部分国产化节能环保技术填补国内

11、空白，兼具良好的社会效益。本项目建议书认为：项目是可行而且必要的， 综合效益是优良的。2、市场分析与价格预测2.1、原料市场分析液化石油气来源包括炼厂液化气、裂解液化气、油田气回收液化气，其中90%是在炼油厂生产，主要来自催化裂化装置（FCC）。减粘裂化、热裂 化和焦化等装置虽也副产气体，但就数量而言远不及催化裂化装置所产。炼 厂液化石油气主要成分是丙烷、丁烷、丙烯和丁烯等。一般催化裂化（FCC）液化气产率为913%，多产气体工艺高达20%。蒸汽热裂解过程的液化石 油气，除少量的C3馏分外，主要是C4抽余油，即乙烯装置副产的C4馏分 经抽提丁二烯后的抽余液，成分以丁烯为主，异丁烯、丁烯 1占9

12、0%。一 套年产40万吨的乙烯装置约副产68万吨的C4抽余油。近年来，我国石油化工及炼油装置生产规模不断扩大，已成为全球第二 大炼油大国。原油一次加工能力2002年底2.76亿吨、2005年3.25亿吨、2011 年底达到5.922.2亿吨；乙烯541.4万吨，增长13.0%;液化石油气产量为1190.1 万吨，是我国主要油品同比增长最快的，增幅近10%。此外，还从国外进口500万吨/年。且甲方已经生产经营该类项目数年，有丰富的此类装置生产经 验，原料及产品市场渠道稳定可靠，在国内同类企业相比，具有较大的优势。本项目原料按市场均价3500元/吨分析。2.2、烷基化油（异辛烷）市场分析当前中国汽

13、车保有量超过1亿辆，每年消耗汽油超过8000万吨。车用汽油是炼油工业最重要最大量的石油产品。但车用汽油的生产，长期以来一直 受到两个方面的影响：一是汽车发动机压缩比的不断提高；二是环境保护要 求汽油中少使用或不使用烷基铅抗爆剂。这两个互不关联的影响的后果却是 一致的，即要求车用汽油本身具有更高的辛烷值。碳四烯烃和异丁烷经过烷 基化反应所生成的工业异辛烷是以各种三甲基戊烷为主要成分的化工产品， 其辛烷值在90以上，因此用工业异辛烷可以调合成各种高辛烷值的车用汽油 产品。此外，由于工业异辛烷几乎完全是由饱和的支链烷烃所组成，还可以 用工业异辛烷作为各种溶剂油使用。本次项建书异辛烷按市场均价 420

14、0元/吨分析。3、装置建设规模、产品方案3.1、建设规模和装置组成3.1.1、建设规模装置公称规模：原料计24万吨/年 主产品计20万吨/年最大处理量：26.4 万吨/年, 110%；正常处理量：24.0 万吨/年, 100%;最小处理量：12万吨/年，50%。年操作时数：8000小时/年。配套公用工程和辅助设施部分利旧即可满足装置需要。3.1.2、联合装置构成本项目为新建独立装置。3.2、原料性质和产品方案 321、主要原料性质 原料液化气表3.2-1醚后碳四质量指标组成单位原料碳四补充异丁烷甲烷m/m, %-乙烷m/m, %0.020乙烯m/m, %-丙烷m/m, %0.220.030丙烯

15、m/m, %0.08异丁烷m/m, %37.8289.7正丁烷m/m, %15.668.45正丁烯m/m, %15.441.8异丁烯m/m, %0.09反丁烯m/m, %17.33顺丁烯m/m, %12.49异戊烷m/m, %0.31-1,3- 丁 烯m/m, %0.20甲醇m/m, %0.36数量410 t/a21.52.5322、产品方案及质量表3.2-2新建工程新增产品方案序号物料名称收率W%数量平均范围Kg/h万吨年1民用液化气0.280.2-0.61140.0922正丁烷10.049.1- -1.539403.1523异丁烷8.280 - 103500.284巳寺心 异辛烷80.56

16、0 - 952532520.26合计2972923.784322.1、异辛烷表3.2-3工业异辛烷产品规格项目质量指标馏程：终馏点，C 205碘值，gl2/100gC8实际胶质，mg/100mLc4.0铜片腐蚀(50C, 3h),级w1水溶性酸或碱无颜色水白机械杂质及水分无密度(20C), kg/m3实测4、工艺装置4.1、工艺技术选择碳四烯烃和异丁烷经过烷基化反应所生成的工业异辛烷是以各种三甲基 戊烷为主要成分的高辛烷值汽油调和组分，工业异辛烷具有以下特点：辛 烷值高(其RON可达96, MON可达94),在内燃机中燃烧后，排气中烟雾少, 不引起振动，是清洁汽油理想的高辛烷值调合组分；不含烯

17、烃、芳烃，硫 含量也很低，将工业异辛烷调入汽油中通过稀释作用可以降低汽油中的烯烃、 芳烃、硫等有害组分的含量；蒸气压较低。因此工业异辛烷是清洁汽油最 理想的调合组分。工业异辛烷几乎完全是由饱和的分支链烷烃所组成，因 此还可以作成各种溶剂油使用。另外生产工业异辛烷时副产的正丁烷也是汽 油的良好调合组分。正是由于工业异辛烷的各种优点，使得烷基化工艺蓬勃发展，烷基化反应已成为石油加工的主要过程之一。目前烷基化主要工艺路线有，硫酸法、氢氟酸法和固体酸法。氢氟酸法 投资大，能耗高，并且氢氟酸危险系数高等特点基本不被国内推广，固体酸法技术不是很成熟，催化剂流失严重，也没有得到推广，目前国内应用广泛, 技术

18、成熟的都是硫酸法烷基化工艺。4.2、工艺流程概述及操作条件 421、工艺流程概述 421.1烷基化装置流程烷基化反应机理异丁烷与小分子烯烃的烷基化反应：反应生成RON为103.5的2, 3-1 g CH CMCHj乙烯和异丁烷在无水氯化铝催化剂存在下, 二甲基丁烷，收率为92%。CII +-CM3畀丁烷乙烯2, 3二印基丁烷硫酸对异构烷和乙烯的烷基化反应没有催化作用。使用硫酸催化剂，则1-丁烯首先异构化生成2-丁烯，然后再与异丁烷发生 烷基化反应。在无水氧化铝、硫酸的催化作用下，2-丁烯与异丁烷烷基化主要 生成高辛烷值的2, 2, 4-三甲基戊烷、2, 3, 4-三甲基戊烷和2, 3, 3-三

19、甲基 戊烷（RON100106）。d2、3, 4 二甲茎戊烷纭3, 3-二甲憂氏烷L - u 屮ijf r ii严CHiAKJ,i- VJijfH甩心，F QE CJL ：弋EUEQCHj丁烯一2昇丁烷2, 2. 4三中甚戊境r气鹘rCH一CH_丁 亠 CHCH冠聲* 卜1 事CH一_YHiCT工一04 H3Oh丁炀一I蒔丁竝2, 3二叩基已烷CH5 -CHCHCHOfe戍F I Ig aia ai3pijCHsCHCCH IClJg CH3异丁烯和异丁烷烷基化反应生成辛烷值为 100的2，2, 4-三甲基戊烷,即俗称的异辛烷异J烯异丁烷2. 2. 4一三甲基戊烷实际上，除上述一次反应产物外，

20、在过于苛刻的反应条件下，一次反应产物和原料还可以发生裂化、叠合、异构化、歧化和自身烷基化等副反应。1）原料预处理本单元中主要的工艺过程为水洗。项目来的 C4中基本无甲醇，混合碳四 原料经泵送计量进入水洗单元水洗塔，水洗塔塔顶的轻组分进入脱轻塔，自 塔顶脱出的轻烃部分回流，部分送去产品罐区，塔顶不凝气送火炬系统焚烧。2）反应系统脱轻塔塔底物料与循环异丁烷混合后经换热降温至 13C，进入聚结器脱 除游离水，再与闪蒸罐来的循环冷剂混合，进入烷基化反应器，在硫酸催化 剂的作用下反应，反应生成物和硫酸的混合物进入酸沉降器，分出的酸液大 部分返回反应器循环使用，少部分90%酸排至90%酸罐；自酸沉降罐上部

21、分出 的物流经反应器的热侧部分汽化进入闪蒸罐，闪蒸液相有两部分，一部分经 换热升温后去精制系统处理，另一部分为循环冷剂，由泵送至反应进料线与 原料碳四混合进入反应系统；闪蒸罐气相部分进入制冷压缩机制冷。3）制冷系统吸入闪蒸罐顶部的气相作为冷剂，经压缩机入口分液罐分出凝液后，进 压缩机压缩至0.6MPa,再经冷剂冷凝冷至32C后至冷剂缓冲罐，一部分作为 循环冷剂返回吸入闪蒸罐闪蒸，闪蒸后液相经泵抽出送至反应系统反应器入口；气相再经压缩机入口分液罐分出凝液后，气体进压缩机压缩4）精制及分馏系统反应流出物换热后反应产物沉降罐，将流出物烃类和酸分离，酸相沉降下来返回反应器循环使用，油相与10% NaO

22、H混合后进入碱洗罐脱除酸性物， 碱相循环使用，定期排出系统；油相经酸性气分液罐脱除酸性物，经换热器、 进料加热器加热后进入脱异丁烷塔分离，塔顶馏出物经空冷器冷凝后进入塔 顶回流罐，部分回流，部分经冷却器冷却作为循环异丁烷返回反应系统，多 余异丁烷送去异丁烷罐；塔底部的烃类加压送入脱正丁烷塔，塔顶分出正丁 烷，经冷凝冷却器换热后部分回流，部分送去正丁烷罐组；塔底产品为烷基 化油，烷基化油先与脱异丁烷塔进料换热降温，再冷却后送去产品罐组。4.2.1.2废酸处理装置流程20kt/a低浓度硫酸综合利用技改项目工艺部分由以下四个工段组成：裂解工段、净化工段、转化工段、干吸及成品工段。装置工艺流程方框图如

23、下:1裂解工段从烷基化装置来的浓度约为 80%90%的低浓度硫酸进入缓冲罐，缓冲 罐设置两个，缓冲罐底部出液经过过滤网进入地下槽，再经过立式泵送入雾 化喷枪，与压缩空气充分接触雾化进入裂解炉，同时在裂解炉内瓦斯气与经 过预热器来，温度达到 400C以上的空气充分燃烧产生高温，使得低浓度硫 酸在高达10001100C的高温下完全裂解，低浓度硫酸中的硫全部变成 SO2, 采用氧表控制低浓度硫酸裂解炉出口氧含量，根据其氧含量对低浓度硫酸裂 解炉的硫酸量、瓦斯气量、压缩空气量进行自调，把温度控制在1050C左右。 低浓度硫酸裂解炉出口炉气 SO2浓度9%,该炉气经余热锅炉后，温度降至 400C，余热锅

24、炉产生的饱和蒸汽经过减温减压后供用户使用。从余热锅炉 出来的炉气进入净化工段。2净化工段由锅炉来的炉气，温度约400C，进入动力波洗涤器，用浓度约2%的稀 硫酸除去大部分渣尘，然后进入填料冷却塔，进一步降温除尘。气体温度降 至40C以下，再经电除雾器除去酸雾。经净化后的气体进入干吸工段，在干 燥塔前设有安全封。动力波洗涤器为塔、槽一体结构，采用绝热蒸发，循环酸系统不设冷却 器，热量由后面的填料冷却塔稀酸冷却器带走。淋洒酸出塔后，经斜管沉降 器沉降，清液回动力波洗涤器塔底的循环槽，进入循环系统循环使用，一部 分循环液通过循环泵打入脱气塔，经脱吸后的清液通过脱气塔循环泵送入稀 酸贮槽，一部分作为干

25、吸工段补水用，剩余部分送入公司碱水中和池内中和， 中和后送去污水处理管网系统。填料冷却塔也为塔、槽一体结构，淋洒酸从冷却塔塔底循环槽流出，通 过冷却塔循环泵打入冷却塔循环使用。增多的循环酸串入循环系统，整个净 化系统热量由稀酸板式冷却器带走。在生产中，考虑到因突然停电造成高温炉气影响净化设备，在动力波洗 涤器上方设置了高位水箱，通过动力波洗涤器出口气温与高位水箱出水阀联锁来保护下游设备和管道 3干吸工段自净化工段来的含SO2炉气，补充一定量空气，控制 SO2浓度为6.5% 进入转化器。气体经干燥后含水份 0.1g/Nm3以下，吸入二氧化硫鼓风机。干燥塔系填料塔，塔顶装有金属丝网除沫器。塔内用9

26、3%硫酸淋洒，吸水稀释后自塔底流入干燥塔循环槽，槽内配入由吸收塔酸冷却器出口串来的 98%硫酸，以维持循环酸的浓度。然后经干燥塔循环泵打入干燥塔酸冷却器 冷却后，进入干燥塔循环使用。增多的 93%酸全部通过干燥塔循环泵串入一 吸塔循环槽。经一次转化后的气体，温度大约为180C,进入一吸塔，吸收其中的SO3, 经塔顶的金属丝网除沫器除雾后，返回转化系统进行二次转化。经二次转化的转化气，温度大约为156C,进入二吸塔，吸收其中的SO3, 经塔顶的金属丝网除沫器除雾后，再经过尾气吸收塔进一步吸收残余的 SO2, 最后的尾气通过烟囱达标排放。第一吸收塔和第二吸收塔均为填料塔，第一吸收塔和第二吸收塔各有

27、一 个酸循环槽，淋洒酸浓度为98%，吸收SO3后的酸自塔底流入吸收塔循环槽 混合，加水调节酸浓至98%，然后经吸收塔循环泵打入吸收塔酸冷却器冷却 后，进入吸收塔循环使用。增多的98%硫酸，一部分串入干燥塔循环槽，一 部分作为成品酸直接输入成品酸贮罐。4转化工段经干燥塔金属丝网除沫器除沫后，SO2浓度为6.5%的炉气进入二氧化硫 鼓风机升压后，经第III换热器和第I换热器换热至430C，进入转化器。第 一次转化分别经一、二、三段催化剂层反应和 I、II、III换热器换热，转化率 达到92%，反应换热后的炉气降温至180C，进入第一吸收塔吸收 SO3后, 再分别经过第V、第IV和第II换热器换热后

28、，进入转化器四和五段进行第 二次转化，总转化率达到99.7%以上，二次转化气经第 V换热器换热后，温 度降至156 C进入第二吸收塔吸收SO3。为了调节各段催化剂层的进口温度，设置了必要的副线和阀门。为了系 统的升温预热方便，在转化器一段和四段进口设置了两台电炉。422、装置主要操作条件表4.2-1反应部分主要操作条件反应部分催化剂浓硫酸入口压力，MPa (G)0.5-0.7入口温度，C314出口温度，C-834.3、主要设备选择4.3-1烷基化装置主要设备及形式骨口. 序号设备类别设备位号设备名称数量形式备注1塔T-1701水洗塔1立式2T-1702脱轻塔1立式3T-1703脱异丁烷塔1立式

29、4T-1704脱正丁烷塔1立式反应器R-1701A/B烷基化反应器2卧式配套电机2台5容器D-1701碳四原料罐1卧式6D-1703脱氢塔顶回流罐1卧式7D-1710过滤器1立式8D-1711聚结器1立式9D-1712A/B/C硫酸沉降罐3卧式10D-1713吸入闪蒸罐2卧式骨口. 序号设备类别设备位号设备名称数量形式备注11D-1714冷剂缓冲罐1卧式12D-1715压缩机入口分液罐1立式13D-1716冷剂碱洗罐1卧式14D-1717反应产物沉降罐1卧式15D-1718反应产物碱洗罐1卧式16D-1719反应产物水洗罐1卧式17D-1721脱异丁烷塔回流罐1卧式18D-1722脱正丁烷塔回

30、流罐1卧式19D-1726废液体酸罐1立式20D-1727A/B碱液储罐2立式21D-1728酸性气分液罐1卧式22D-1729酸性气碱洗罐1立式23D-1730放空气分液罐1卧式24D-1732凝液收集罐1立式25D-1733A/B软化水罐2立式26换热器E-1705A/B碳四换热器2卧式27E-1706碳四原料加热器1卧式28E-1707脱氢塔底重沸器1卧式29E-1708脱氢塔顶冷凝器1空冷器30E-1709精致碳四冷却器1卧式31E-1711A反应产物-原料换热器1卧式32E-1711B/C反应产物-原料换热器1卧式33E-1713循环碱加热器1卧式34E-1714精制产物-汽油换热器

31、1卧式35E-1715汽油换热器1卧式36E-1716A/B/C/D脱异丁烷塔顶冷凝器4空冷器37E-1717脱异丁烷塔底重沸器1卧式38E-1718脱正丁烷塔顶冷凝器1空冷器39E-1719脱正丁烷塔底重沸器1卧式40E-1720循环异丁烷冷却器1卧式骨口. 序号设备类别设备位号设备名称数量形式备注41E-1721汽油冷却器1卧式42机泵P-1701A/B萃取水泵243P-1703A/B碳四原料泵244P-1704A/B脱氢塔回流泵245P-1711碱液补充泵146P-1712A/B反应产物泵247P-1713A/B冷剂循环泵248P-1714A/B外甩冷剂泵249P-1715A/B冷剂碱洗

32、循环泵250P-1716A/B油品碱洗循环碱泵251P-1717A/B油品水洗循环泵252P-1718A/B脱异丁烷塔回流泵253P-1719A/B脱正丁烷塔回流泵254P-1720停工退油泵155P-1721A/B废酸泵256P-1722A/B配碱泵257P-1723A/B软化水泵258P-1724中和池液下泵159P-1725卸碱泵160P-1726酸性气碱洗泵161P-1727事故状态油酸泵162P-201A/B硫酸进料泵263P-202硫酸装车泵164P-203硫酸卸车泵165C-1701A/B/C制冷压缩机34.3-22.0万吨/年废酸处理装置主要设备及形式骨口. 序号设备类别设备位

33、号设备名称数量备注1塔T-301/302/303干吸塔32T-304动力波尾气吸收塔1骨口. 序号设备类别设备位号设备名称数量备注3泵P-101A/B卧式浓硫酸泵24P-301/302/303干吸循环槽酸泵4三用一备5P-304地下槽酸泵2一用一备6P-305A/B尾吸循环泵2一用一备7P-306碱液泵2一用一备8换热器E-101A空气预热器A19E-102B空气预热器B110E-301干燥酸管壳式换热器111E-302一吸酸管壳式换热器112E-303二吸酸管壳式换热器113E-401第I换热器114E-402第H换热器115E-403第川换热器116E-404第W换热器117E-405A/

34、B第V换热器218容器V-301/302/303循环槽319V-304地下槽120V-305碱液槽121风机C-101A/B空气风机222C-401A/B主鼓风机223炉子F-101裂解炉124X-101余热锅炉125F-401一段电炉126F-402二段电炉127其它设备M-101A/B主天然气燃烧器228M-103A/B副天然气燃烧器229M-102A/B废酸喷枪230H-101电动葫芦131H-301电动葫芦132L-402电动葫芦1骨口. 序号设备类别设备位号设备名称数量备注33X-401转化器14.4、公用工程消耗 441公用设施的消耗量烷基化装置公用工程消耗见表4.4-1,废酸回收

35、装置公用工程能耗见表 4.4-2表4.4-1公用工程消耗表序号项目单位小时耗量是否连续备注正常最大1脱盐水t/h0.515否2循环水T/h150是31.0MPa蒸汽t/h23是4电（压缩机用电）kWh4300（3000）是压缩机为估算值5氮气3Nm /h80否6仪表风Nm3/h200是表4.4-22.0万吨/年废酸处理公用工程消耗表序号项目单位小时耗量是否连 续备注正常最大1脱盐水t2是2循环水t400是3电kWh300是4氮气Nm3/h否5仪表风3Nm /h50是6燃料气Nm3/吨废酸180副产3.9MPa饱和蒸汽2吨/小时4.4.2公共设施的条件生产装置所需的公用工程部分利旧原厂区公用工程

36、， 新上部分公用工程4.5、工艺装置三废”排放 451、废液排放详表在生产过程中，工业异辛烷装置中的脱轻塔回流罐将间断排放含少量油 污水、反应产物水洗罐间断排出含油污水。反应产物脱水器和其他部分有分 液包的卧式罐间断排出少量含油污水。装置区内的地面冲洗水、下雨初期的 生产区雨水，均属含油污水，都进入装置内的含油污水管网。所有含油污水 经污水收集池，由泵提升至全厂污水管网，最后进入污水处理厂集中处理。本项目装置区污染雨水按10min的降雨量考虑，污染雨水与后期清净雨 水通过阀门切换分别进入含油污水和厂区清净雨水系统。废水排放情况见表4.5-1序 号名称排放点排放量3 (m /h)有害物浓度（wt

37、%）排放方式排放 去向备注1含油污水20万吨/年异辛烷装置1.5300ppm (烃类)间断去原厂 区2碱性污水20万吨/年异辛烷装置110% （氢氧化钠）间断合计2.5废酸处理装置，每天产生硫酸含量 5%左右的废水约15吨。这部分废水 可以与烷基化装置产生的含碱废水中和后去厂区污水处理厂。4.5.2、废气排放详表本项目生产过程中产生的废气只有有组织排放气。有组织排放气为脱轻塔回流罐顶、冷剂缓冲罐顶、脱异丁烷塔顶回流罐、脱正丁烷塔顶回流罐排 放的不凝气连续排放到火炬管网，不直接排空。主要成分有C3、C4、甲醇（含 微量1-丁烯，丁烷，2-丁烯等碳四）、异丁烷等。本装置的压力系统均设置安全阀。在正常生产时压力系统无废气排出；在非正常情况下，压力设备安全阀起跳，排出的可燃物料密闭排入火炬总管 进入各装置的火炬分液罐，分液后的气体再进入全