珠海长炼消防专篇修改稿14-1-19.doc

项目号项目号 64 2013 11A 珠海长炼石化设备有限公司珠海长炼石化设备有限公司 120120 10104 4t at a 石脑油综合利用项目石脑油综合利用项目 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 珠海长炼石化设备有限公司珠海长炼石化设备有限公司 120120 10104 4t at a 石脑油综合利用项目石脑油综合利用项目 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 120 104t 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 120 104t 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 设计依据设计依据 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 项目概况项目概况 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 爆炸危险因素分析火灾 爆炸危险因素分析 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 消防设计消防设计 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 消防设施投资消防设施投资 60 8 附图附图 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 120 104t 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 120 104t 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 120 104t 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 120 104t 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 45 3 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 V 201 V 201 用燃料气气封 V 201 的 精制油经预加氢进料泵 P 20lAB 升压至 3 0MPa 左右 经预分馏塔顶进料换热器 E 20lAB 管程后 与预加氢增压机 C 20lAB 送来的氢气以 300 1 体积比混合后 进 入预加氢进料换热器 E 202A F 壳程 升温至 290 左右 分四路进预加氢加热炉 F 201 加热至反应温度 410 进入制氢反应器 R 200B 反应产物由制氢反应器 R 200B 底部出来 经预加氢进料换热器 E 202A F 管程 预加氢产物脱水塔进料换热 器 E 204AB 管程和预加氢冷凝器 E 203AB 冷却到 40 后 进入预加氢气液分离罐 V 202 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 V 202 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 H2S 1ppm V H2O 50ppm 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 V 202 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 V 201 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 V 201 用燃料气气封 V 201 的原料油经预加氢进料泵 P 20lAB 升 压至 3 0MPa 左右 进预分馏塔顶进料换热器 E 20lAB 管程 升温至 109 与预加氢增 压机 C 20lAB 送来的氢气以 140 1 体积比混合后 进入预加氢进料换热器 E 202A F 壳 程 升温至 260 左右 分四路进预加氢加热炉 F 201 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 R 201 在预加氢进料泵 P 20lAB 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 E 202A F 换热器壳程 进入预加氢产物脱水塔进料换热器 E 204AB 壳程再与余氢混合后 进入预加氢冷凝器 E 203AB 冷却到 40 后 去预加氢 气液分离罐 V 202 反应产物在此进行油气水三相分离 V 202 顶部重整氢去增压机氢 气分液罐 V 209 和气相脱硫部分 V 202 底部液体 自压分别经过 E 204AB E 205 壳 程 升温至 160 进脱水塔 T 201 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 V 202 底切出去经装置内污水处理池 再流出装置 脱水塔 T 201 塔顶油气经冷凝器 E 206 冷却到 40 进入脱水塔顶回流罐 V 203 V 203 顶气相去脱硫部分 V 203 底液相由脱水塔顶回流泵 P 203AB 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 T 201 底液相分为两路 一路经脱水塔加热炉泵 P 202AB 升压后 分四路进 脱水塔底加热炉 F 202 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 E 205AB 管程 预分馏塔进料换热器 E 207AB 壳程 升温至 180 进入预分馏塔 T 202 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 T 201 底设液相脱硫罐 V 210 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 T 202 顶部轻组分油气 分别经预分馏塔顶进料换热器 E 20lAB 壳程预分 馏塔顶空冷器 A 201 预分馏塔顶冷凝器 E 208 冷却至 40 进入预分馏塔顶回流罐 V 204 V 204 顶部不凝气经压控排入燃料气管网 V 204 底部液相 经预分馏塔顶回 流泵 P 205 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 P 204AB 升压后 分四路进预分馏塔加 热炉 F 203 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 E 207AB 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 P 206AB 升压至 2 0MPa 左右 与重整循环氢 压缩机 C 202 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 E 209 管程换热至 413 分十路进重整第 加热炉 F 204AB 加热至 470 去第一反应器 R 202 R202 的反应产 物分十路进第二加热炉 F 205 加热至 495 去第二反应器 R 203 R203 的反应物与循 环氢压缩机 C 202 中间抽出的二段循环氢 经重整二段混氢换热器 E 210 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 F 206AB 加热至 500 去第三反应器 R 204 R204 的反应物分两路 每路分十支路 同时并进第四加热炉 F 207AB 加热至 500 去第四反应器 R 205 由 R 205 出来的 反应流出物分两路 分别经重整进料换热器 E 209AB 壳程和重整二段混氢换热器 E210 壳 程 换热后分三路 E 209AB E 210 三路 去重整产物空冷器 A 202 再去重整产物冷 凝器 E 21lAB 冷却至 38 最后进入重整气液分离器 V 205 进行气液分离 V 205 顶 氢分为两路 路去循环压缩机 C 202 作为重整循环氢 另 路经氢气分液罐 V 209 去预 加氢增压机作为预加氢混 多余部分去预加氢冷凝器 E 203AB V 205 底重整生成油 自压送稳定部分 压缩机入口分液罐 V 205 高液面 LSH 4221 同 C 201 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 T 3203 中部第 35 块塔板 甲苯塔共有 70 块高效塔板 塔顶回馏自二甲苯塔回流泵 P 3207 来 经过流量 塔顶温度串级控制送入塔顶第一块版 塔顶气 192 8 分流为两部分 一部分作为热源进苯塔底重沸器 E 3201 冷凝液进 二甲苯塔顶水冷器 EL 3204 另一部分经过二甲苯塔塔顶压控阀 PV32401 后与苯塔底 重沸器 E 3201 冷凝液混合 二流合并后进二甲苯塔顶水冷器 EL 3204 冷凝冷却至 40 进二甲苯塔顶回流罐 V 3203 然后经二甲苯塔回流泵 P 3207 一部分回流至二 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 塔底重沸器采用 3 5MPa 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 为保证 出装置二甲苯产品质量 在甲苯塔回流泵进出管线间设置二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 二甲苯中少量水在二甲苯塔顶回流罐脱 水包中沉积 生产中根据需要采用人工脱水 从二甲苯塔底出来的重芳烃 220 在塔底液位与流量串级控制下由二甲苯塔塔底泵 P 3206