年加工36万吨重质原料油的工艺设计

年加工36万吨重质原料油的工艺设计设计说明书学生学号：学生姓名：专业班级：指导老师：

目录TOC\o"1-5"\h\z\u第一节总论 31.1设计依据 41.2设计范围 41.3规模与产品方案 41.4主要原材料及产品性质 41.5生产方法概论 41.5.1生产工艺及过程 41.5.1.1催化裂化工艺 51.5.1.2脱硫工艺选择 51.5.2生产过程 61.5.2.1催化裂化过程 61.5.2.2脱硫过程 7第二节生产工艺及流程设计 72.1.生产方法及工艺流程 72.1.1反应--再生系统 72.1.2分馏系统 72.1.3吸收--稳定系统 72.2生产工艺参数 72.3反应--再生系统工艺计算 92.3.1再生器物料及热平衡计算 92.3.2提升管反应器的工艺计算 12第三节主要设备选型 15第四节平面布置设计 164.1平面布置执行的规范 164.2平面布置设计时考虑的具体问题 164.2.1装置地址选择应避免以下地区: 164.3厂区总平面布置的思考 174.4平面布置图 17第五节坏境保护及职业安全卫生 175.1污染源及治理措施 175.2安全措施 18结论 19第一节总论1.1设计依据《常压渣油多产液化气和汽油(ARGG)工艺技术及催化剂》--中国石油化工股份有限公司石油化工科学研究院、中国石油化工集团扬州石油化工厂、中国石油化工股份有限公司催化剂齐鲁分公司编，以下简称《ARGG技术》1.2设计范围化工厂初步设计，进行物料衡算和热量衡算，主要设备的计算和选型，画出工艺流程图。1.3规模与产品方案项目建设内容及生产规模：在110*90m2的空地上新建年加工36万吨重质原料油（实开工7500小时）的厂区，产品方案：以多产汽油为主，兼硕生产液化石油气。1.4主要原材料及产品性质原料为苏北常压渣油，相关数据见表1,表2密度(20℃),g/cm30.866粘度(100℃)mm2/s10.10凝点,℃49残炭%4.0折射率,nD201.4963表1:苏北常压渣油物理性质族组成,m%饱和烃64.6芳烃18.5胶质15.7沥青质1.2元素组成,m%碳85.42氢13.43硫0.19氮0.13重金属含量,ppm,镍12.0铁6.5钙,7.0钠0.9钒0.1馏程,℃,初馏25210%35030%40150%455表2:苏北常压渣油化学组成及馏程产品为汽油和液化石油气汽油物性数据1.性状：无色透明液体，有特殊的气味。2.溶解性：不溶于水，溶于无水乙醇、*、氯仿和苯等。3.闪点:-50℃;4.熔点<-60℃;5.沸点40～200℃;6.密度:相对密度(水=1)0.70～0.79;7.相对密度(空气=1)3.5;8.稳定性:稳定;1.5生产方法概论1.5.1生产工艺及过程本生产工艺分为两个环节进行，1、催化裂化生产。2、产出油气的净化。催化裂化过程主要采用以分子筛作为催化剂的提升管催化裂化装置进行催化裂化生产。油气净化主要考虑到脱硫过程，所以需要连接脱硫设备。1.5.1.1催化裂化工艺催化裂化的流程主要包括三个部分：①原料油催化裂化；②催化剂再生；③产物分离。原料喷入提升管反应器下部，在此处与高温催化剂混合、气化并发生反应。反应温度480～530℃,压力0.14~0.2MPa（表压）。反应油气与催化剂在沉降器和旋风分离器(简称旋分器)，分离后，进入分馏塔分出汽油、柴油和重质回炼油。裂化气经压缩后去气体分离系统。结焦的催化剂在再生器用空气烧去焦炭后循环使用，再生温度为600～730℃。1.5.1.2脱硫工艺选择通过对国内外脱硫技术以及国内电力行业引进脱硫工艺试点厂情况的分析研究，目前脱硫方法一般可划分为燃烧前脱硫、燃烧中脱硫和燃烧后脱硫等3类。其中燃烧后脱硫，又称烟气脱硫（Fluegasdesulfurization，简称FGD）,在FGD技术中,按脱硫剂的种类划分,可分为以下五种方法：以CaCO3（石灰石）为基础的钙法，以MgO为基础的镁法，以Na2SO3为基础的钠法，以NH3为基础的氨法，以有机碱为基础的有机碱法。世界上普遍使用的商业化技术是钙法目前烟气脱硫技术种类达200多种，能真正运行起来的国内屈指可数，没有几套。目前使用较广泛的有以下几种：1．双碱法硫脱：双碱法的步骤是采用钠基脱硫剂进行塔内脱硫，由于钠基脱硫剂碱性强，吸收二氧化硫速度快，效率高。另一方面脱硫产物被排入再生池内用氢氧化钙进行还原再生，再生出的钠基脱硫剂再被打回脱硫塔循环使用。总的来说：1.整个系统涉及的池子比较多，对各池子的液位保持自动平衡比较困难。2.双碱法要加两种碱，必须进行调试以找到SO2排放要求时的最合适PH，并根据此PH实现自动加药。3.NaSO3的氧化副反应产生物Na2SO4较难再生，需不断的补充NaOH或Na2CO3而曾加消耗量，一般双碱法中钠碱消耗的设计值为5%，但实际中，有的超过设计值的十倍多，也就是说钠碱法的置换率比较低，脱硫效果提不上去，4.Na2SO4的存在也将降低石膏的质量，石膏脱水困难。5.双碱法由于钠钙没有足够的置换时间，为了达到脱硫效果，不得以转变为纯碱运行，纯碱用量的增加，导致严重结垢问题。用NaOH脱硫，进入农田可破坏土壤结构，造成土地板结，使农作物减产，燃烧1万吨含硫量1.5%的煤如果采用NaOH脱硫率在80%，需消耗NaOH150吨，产生的无机盐按硫酸钠计将有266吨。运行费用极高。缺点：占地面积大，置换率低，运行费用极高，腐蚀严重。2．半干法脱硫：目前半干法应用最多的还是循环流化床半干法烟气脱硫技术，循环流化床半干法烟气脱硫技术的合理脱硫效率在80-85%，现在CFB-FGD确实可以达到95%，甚至99%的脱硫效率，但是以加大钙硫比，降低脱硫塔出口温度为代价的，是短时间的行为，长期稳定运行是绝对不可能的。喷水量增加，出口温度降低，脱硫效率提高，但提高了脱硫系统的运行风险：包括结垢和堵塞。此外对后续电除尘也有一定的影响。要达到99%的脱硫效率，钙硫比需要达到近2.0了，同时如果脱硫塔出口没有再热措施的话，出口温度要降低到60度，甚至要达到绝热饱和温度了。缺点：脱硫率较低，设备磨损严重，运行成本高，副产物废渣无法回收利用，会照成二次污染，只能填埋处理。3．氨法脱硫：氨法脱硫工艺皆是根据氨与SO2、水反应生成的亚硫酸铵被氧化成硫酸铵后进入硫铵系统制成商品硫铵。氨法脱硫的首要难题，首先是气溶胶和氨损问题。气溶胶是指固体或液体微粒稳定地悬浮于气体介质中形成的分散体系。在氨法脱硫过程中，亚硫酸铵和亚硫酸氢铵气溶胶随净烟气排出，造成氨的损耗，成为困扰氨法脱硫技术发展的瓶颈。为降低氨损，人们发明了多级洗涤、湿式电除尘器收集等方法，但基本都是从氨雾形成后的补救上做文章，从而使运行的成本和投资大幅度上升。其次是亚硫酸铵氧化和硫酸铵结晶这道工序，投资运行成本高，系统占地非常大，相当一座小型化工厂。生产过程中硫酸铵的品质没有办法保证，副产物销售渠道相对小。缺点：流程复杂，设备投资成本昂贵；能耗大；设备腐蚀严重，装置运行率低，目前国内成功案例较少。4．石灰石/石灰石膏湿法石灰石/石灰石膏湿法在国内外应用最广泛，使用比例占80--90%，脱硫率高≥95%、工艺成熟、操作稳定、操作弹性好、脱硫剂易得、运行成本低、副产物石膏有较好的商业价值，不会形成二次污染；缺点：碳钢材质塔体容易腐蚀穿孔。旧式喷淋法，其塔内的喷嘴容易堵塞，更换极其麻烦。值得一提的是前航空动力学专家舒梅男先生运用所学的知识结合空气动力学原理，研究出一项无需喷嘴，且高脱硫率，高运行率的新技术是气动乳化脱硫技术。目前在株冶集团的运用上已稳定顺行13年。1.5.2生产过程1.5.2.1催化裂化过程（1）、反应部分原料经换热后与回炼油混合经对称分布物料喷嘴进入提升管，并喷入燃油加热，上升过程中开始在高温和催化剂的作用下反应分解，进入沉降器下段的气提段，经汽提蒸汽提升进入沉降器上段反应分解后反应油气和催化剂的混合物进入沉降器顶部的旋风分离器（一般为多组），经两级分离后，油气进入集气室，并经油气管道输送至分馏塔底部进行分馏，分离出的催化剂则从旋分底部的翼阀排出，到达沉降器底部经待生斜管进入再生器底部的烧焦罐。（2）、再生部分再生器阶段，催化剂因在反应过程中表面会附着油焦而活性降低，所以必须进行再生处理，首先主风机将压缩空气送入辅助燃烧室进行高温加热，经辅助烟道通过主风分布管进入再生器烧焦罐底部，从反应器过来的催化剂在高温大流量主风的作用下被加热上升，同时通过器壁分布的燃油喷嘴喷入燃油调节反应温度，这样催化剂表面附着的油焦在高温下燃烧分解为烟气，烟气和催化剂的混合物继续上升进入再生器继续反应，油焦未能充分反应的催化剂经循环斜管会重新进入烧焦罐再次处理。最后烟气及处理后的催化剂进入再生器顶部的旋风分离器进行气固分离，烟气进入集气室汇合后排入烟道，催化剂进入再生斜管送至提升管。（3）、烟气利用再生器排除的烟气一般还要经三级旋风分离器再次分离回收催化剂，高温高速的烟气主要有两种路径，一、进入烟机，推动烟机旋转带动发电机或鼓风机；二、进入余热锅炉进行余热回收，最后废气经工业烟囱排放。1.5.2.2脱硫过程将经过催化裂化生成的气体通过脱硫塔进行脱硫处理，然后输出。第二节生产工艺及流程设计2.1.生产方法及工艺流程2.1.1反应--再生系统原料油经换热后与回炼油混合，经加热炉加热后至提升管反应器下部的喷嘴，原料油由蒸汽雾化喷入提升管中，与催化剂接触进行反应。反应产物经旋风分离器分离出夹带催化剂后离开沉降器去分离塔。2.1.2分馏系统 由反应器来的反应产物从底部进入分馏塔，经底部的脱过热段后在分馏段分割成几个中间产品：塔顶为富气及汽油，侧线有轻柴油、重柴油和回炼油，塔底产品是油浆。轻柴油和重柴油分别经 汽提后，再经换热器、冷却后出装置。2.1.3吸收--稳定系统吸收稳定系统主要由吸收塔、在吸收塔、解吸塔及稳定塔组成。从分馏塔顶油气分离器出来的富气中带有汽油组分，而粗气油中则溶解有C3、C4组分。吸收稳定系统作用就是利用吸收和精馏方式将富气和粗汽油分离成干气（≤C2）、液化气（C3、C4）和蒸汽压合格的稳定汽油。最后出来的油和气分别进入脱硫塔进行脱硫，输出得到成品。2.2生产工艺参数根据《ARGG技术》，选取其中（标一）数据作为工厂生产数据进行设计。（见表3，表4），表5反应了催化剂的性质。主要操作条件处理量,t/a*1000036反应温度oC528再生温度oC704反应压力Mpa0.109催化剂活性,(MA)66催化剂含镍,m%0.82再生剂含炭,m%0.08产品分布,m%（对原料）干气3.75液化气26.02汽油47.55柴油14.35焦炭7.86损失0.47合计100.0转化率,m%85.65烯烃产率,m%（对原料）C3=80.51∑C4=9.76C3=+C4=18.27iC4=2.90iC5=4.17液化气+汽油m%73.57液化气+汽油+柴油,m%87.92表3：工厂设计数据组成标-1丙烷6.24丙烯36.82异丁烷11.23正丁烷3.16丁烯30.17其中异丁烯9.38C3=/总C3(v)85.5C4=/总C4(v)67.8表4：液化气中主要组分（%）微反活性66化学组成,m%Al2O340.6Na2O0.41SO42＋0.22表观密度,g/cm30.77比表面积,m2/g107孔体积,ml/g0.27磨损强度/灼烧减量,m%/筛分组成,m%0～19μm0.719～39μm11.639～84μm64.384～113μm14.9113～60μm6.1重金属含量,m%Ni0.82Fe0.51V0.07Cu0.02Na0.37Ca0.90再生剂定炭,m%0.08表5：催化剂性质2.3反应--再生系统工艺计算2.3.1再生器物料及热平衡计算根据整个工艺的性质选定的再生器性质如表6项目数据项目数据再生器顶部压力，MPa（表）0.142空气相对密度，%50再生温度，oC650CO2、CO（体积比）1.5主凤入再生器温度，oC140O2（体积分数），%0.5待生催化剂温度，oC470焦炭组成H/C（质量比）10/90大气温度，oC25再生催化剂含碳量（质量分数），%0.3大气压力MPa0.1013烧焦碳量，t/h4.8表6燃烧计算（1）、烧炭量及烧氢量烧炭量=4.8*103*0.9=4.32*103（kg/h）=360(kmol/h)烧氢量=4.8*103*0.1=0.48*103（kg/h）=480(kmol/h)因为烟道CO2/CO(体积比)=1.5，所以生成CO2的C为：360*1.5/（1.5+1）=216(kmol/h)=2592(kg/h)生成CO的C为：360-216=144(kmol/h)=1728(kg/h)(2)、理论干空气量碳烧成CO2需要的O2量=216*1=216(kmol/h)碳烧成CO需要的O2量=144*1/2=72(kmol/h)氢烧成H2O需要的O2量=480*1/2=240(kmol/h)理论需要O2量=216+72+240=528(kmol/h)=16896(kg/h)理论带入N2量=528*79/21=1986.29(kmol/h)=55616(kg/h)理论干空气量=528+1986.29=2514.29(kmol/h)=16896+55616=72512(kg/h)(3)实际干空气量0.5%=O解此方程，得：过剩氧量O2（过）=23.0（kmol/h）=736(kg/h)过剩氮量=23.0*79/21=87(kmol/h)=2436(kg/h)∴实际干空气量=4614+23.0+87=4724（kmol/h）=136240(kg/h)(4)湿空气量（主风量）大气温度25oC，相对湿度50%，查看空气湿焓图，得空气的湿含量为0.010kg水汽、kg干空气。所以：空气中的水汽量=136240*0.010=1362(kg/h)=76.0(kmol/h)湿空气量=4724+760=4800（kmol/h）=4800*22.4=107.5*103(m3/h)=1792(m3/min)此为正常操作的主风量。（5）主风单耗湿空气量烧焦碳量=(107.5*103)/(11.4*103)=9.43(m3(6)干烟气量总干烟气量=CO2+CO+O2+N2=513+342+23.0+(3645+87)=4610(kmol/h)=137380kg/h(7)湿烟气量及烟气组成组分流量相对分子量组成（摩尔分数），%Kmol/hKg/h干烟气湿烟气CO221625924411.19.58CO1441728287.46.39O252816896320.50.43N21986.29556162881.069.68总干烟气461013738029.8100.0-生成水汽5701026018-13.92主风带入水汽761362--待催化剂带入水汽72.21300--吹扫、松动蒸汽27.8500--总湿烟气5353150802--100表7按每吨催化剂带入1kg水汽及舍催化剂循环量为1300t/h..②粗估算值（8）烟风比湿烟风量主风量（体积比）再生器热平衡（1烧焦放热生成CO2放热73=20852*104（kJ/h）生成CO放热=4104*10258=4210*104（kJ/h）生成H2O放热=1140*119890=13667*104（kJ/h）合计放热=38729*104（kJ/h）(2)焦炭脱附热经验公式：焦炭脱附热=38729*104*11.5%=4454*104(kJ/h)(3)主风由14oC升温至650oC需热公式H=cmΔt干空气升温需热=136240*1.09①*（650-140）=7574*104(4)焦炭升温需热焦炭升温需热=11.4*103*1.097eq\o\ac(○,2)*(650-470)=225*104(kJ/h)(5)待生催化剂带入的水汽需热1300*2.16*（650-470）=51*104（kJ/h）式中2.16是水期平均比热容。(6)吹扫、松动蒸汽升温需热500*(3816-2780)=52*104(kJ/h)eq\o\ac(○,3)(7)散热损失582*烧炭量（以Kg/h计）=582*10260=597*104(kJ/h)(8)给催化剂净热量烧焦放热-[第(2)项至第(7)项之和]=38729*104-（4454+7574+144+225+51+52+597）*104=25632(kJ/h)(9)计算催化剂循环量G25632104*104=G*103*1.097*(650-470)G=1298(J/h)(10)再生器热平衡汇总入方104(kJ/h)出方104(kJ/h)烧焦放热38729焦炭脱附热4454主风升温7718焦炭升温225带入水汽升温103散热损失597加热循环催化25632合计38729合计38729表8再生器物料平衡入方，kg/h出方，kg/h干空气136240干烟气137380水汽主风带入2362水汽生成水汽10260待生催化剂带入1300带入水汽3162松动、吹扫500合计13422合计3162循环催化剂1298*103焦炭11400循环催化剂1298*103合计1448.802103合计1448.802*103表92.3.2提升管反应器的工艺计算(1)基本数据产品分布,m%（对原料）干气3.75液化气26.02汽油47.55柴油14.35焦炭7.86损失0.47合计100.0转化率,m%85.65表10产率分布沉降器顶部压力Mpa177回炼油流量t/h41.10提升管温度oC470催化剂循环量t/h（剂油比选8）328.8原料预热温度oC350再生催化剂入口温度oC640新鲜原料流量t/h41.10提升管停留时间s2.8表11反应条件项目质量流量，kg/h平均分子质量摩尔流量，kmol/h新鲜原料41.10*103288142.36回炼油41.10*103288142.36催化剂1310*103再生催化剂带入烟气13102945.2水蒸气水蒸气总量307018170.56kmol/h进料雾化820预提升蒸汽2000膨胀节吹扫蒸汽100事故吹扫蒸汽150合计1396.58*103620．72表12入方物料流量根据表3计算得：项目质量流量，kg/h平均相对分子质量摩尔流量，kmol/h干气1.541*1033051.37液化气10.69*103356.3汽油19.54*103100195.4柴油5.897*10325023.59回炼油41.10*103288142.7烟气13102945.2水蒸气307018170.56催化剂+焦炭1313.23*103--损失(按液化气计算)202306.73合计--（油+气）合计--991.85表13出方物料流量(2)提升管进料处热量衡算物料名称反应条件下温度（K）反应条件下热性能参数原料苏北渣油600Cp=1.33745kJ/(kg·K)产物液化石油气773Cp=1.534kJ/(kg·K)轻柴油773Cp=1.709kJ/(kg·K焦炭983Cp=1.502kJ/(kg·K)汽油773Cp=2.22kJ/(kg·K干气773Cp=1.2kJ/(kg·K)表14各物料在反应条件下的热性能参数由此工段进入的能量Q1

Q1=1.33745×41100=54969.195(kJ/h)

由此工段输出的能量Q2Q2=1.534×773×10.69*103+1.709×773×5.897*103+1.502×983×3230+2.22×773×19.54*103

=5876.7080*104(kJ/h)

所以在此工段中需要向外界传热5876.7080*104KJ/h烧焦放热生成CO2放热=144*33873=488*10^4(kJ/h)生成CO放热=96*10258=98.5*10^4(kJ/h)生成H2O放热=26.67*119890=320*10^4(kJ/h)合计放热=906.5*10^4(kJ/h)（2）焦炭脱附热经验方法计算：焦炭脱附热=906.5*10^4*11.5%=104*10^4(kJ/h)（3）主风由140℃升温至650℃需热：干空气升温需热=3202.47*1.09*（650-140）=178*10^4(kJ/h)式中1.09是空气的平均比热容，单位为kJ/kg·℃水汽升温需热=32*2.07*（650-140）=3.4*10^4(kJ/h)式中2.07是水汽的平均比热容，单位为kJ/kg·℃（4）焦炭升温需热假定焦炭的比热容与催化剂相同，也取1.079kJ/kg·℃焦炭升温需热=266.67*1.079*（650-470）=5.27*10^4(kJ/h)（5）待生催化剂带入水汽需热：30.44*2.16*（650-470）=1.18*10^4(kJ/h)式中2.16是水汽的平均比热容，单位为kJ/kg·℃吹扫、松动蒸汽升温需热11.72*（3816-2780）=1.2*10^4(kJ/h)散热损失582*烧炭量=582*240=14*10^4(kJ/h)给催化剂的净热量烧焦放热-[第（2）项至第（7）项的和]=906.5*10^4-（104+178+3.4+5.27+118+1.2+14）*10^4=602.85*10^4(kJ/h)计算催化剂循环量G602.85*10^4=G*1000*1.097*(650-470)G=30.4(t/h)第三节主要设备选型（1）两器采用高低并列式结构

两器型式采用沉降器在上，再生器在下的高低并列式结构。这种布置型式允许的两器压差大，很好地兼顾了反应和再生对操作压力的不同要求。另外，高低布置还具有结构简单，操作控制灵活方便，压力平衡适用范围大，抗事故干扰，尤其是抗催化剂倒流能力强，占地面积小等优点。（2）提升管反应系统采用两段汽提提高汽提效果对降低再生器的烧焦负荷和减轻催化剂水热失活有很大好处，本次设计采用两段汽提，以改善汽提蒸气与待生催化剂的接触，提高汽提效果。同时设计采用较长的催化剂停留时间和较高的汽提温度，有助于提高汽提效果。采取上述措施使得催化剂在从进入提升管至离开沉降器气体段的整个过程中均处于良好状态。通过予提升段尽可能地使催化剂流动均匀。采用高效雾化喷嘴使催化剂与良好雾化并均匀分布的原料油雾滴接触，达到瞬间汽化、反应的目的。使用终止剂技术及减少二次反应的措施可以减少裂化反应，使反应油气在高温区的停留时间尽可能缩短。加之完善的汽提措施，从而达到提高轻质油收率，降低干气、焦炭产率的目的。再生装置部分

再生方案的选择原则应能满足降低再生催化剂定碳以使催化剂性能得以充分发挥，同时应避免采用过于苛刻的再生条件，以利于恢复并保护催化剂活性。本装置采用的是单段再生，为了达到在合理的再生条件下尽量降低再生剂的含碳量，本设计采取了多项提高烧焦效果的措施，采取加CO助燃剂的完全再生方案，采用较高的再生温度，采用逆流再生，采用高床层再生及较高的密相线速，釆用改进的主风分布管。采用气控外循环式外取热器

由于装置设计生焦率高达90%，再生器热量过剩，因此，设计中设置了一台洛阳石化工程公司开发的气控式外取热器，可灵活调节取热负荷，以满足两器热平衡需要。合理、可靠的主风及烟气系统

本装置再生器采用单段完全再生方式，其主风、烟气流程及机组配置均较简单设置一台离心式风机为再生器供风，一台离心式风机作为备机。烟气经三旋后进入烟气轮机回收其压力能后，至佘热锅炉回收其显热，然后经烟囱排入大气。机组方案及特点

主风机组采用离心式主风机+烟气轮+电动/发电机三机组配置。为再生器及增压机提供主风。备用主风机釆用离心式主风机+电机二机组配置。作为本装置的备机。增压机采用增压机+电机二机组配置，一开一备。该机为外取热器、外取热器返回管及待生套筒供风。气压机组采用气压机+凝汽式透平二机组配置。原料及油浆雾化釆用LPC型高效喷嘴该喷嘴具有压降低、雾化效果好、干气及焦炭产率低、轻质油收率高、操作平稳及油、汽互不干扰等特点，可以满足工艺过程的要求，且可在一定程度上降低能耗。（8）采用气控外循环取热器

气控外循环取热器是洛阳石化工程公司的专利技术。该型式外取热器具有结构简单、操作方便、调节灵活、运行可靠等特点。外取热器取热管采用肋片管，具有传热系数高、设备结构紧凑、抗事故能力强等优点。外取热水系统釆用自然循环方式，节省动力，运行可靠。

（9）釆用高效PV型旋风分离器

从维持反再系统平隐操作，减少催化剂自然跑损的角度出发，本装置反再生系统中旋风分离器均釆用分离效率高、结构简单、操作弹性大的PV型旋风分离器。

（10）有针对性地釆用折流杆式冷凝器

分馏塔顶油气冷凝系统的压降大小直接影响气压机的功率消耗以及吸收稳定系统的操作，因此分馏塔顶油气水冷系统采用低压降折流杆式冷凝器。气压机二段出口水冷器也釆用折流杆式冷凝冷却器，以减小系统压降。

（11）机泵选用高效率的流程泵，部分机泵配置变频电机。

（12）单、双动滑阀，塞阀均采用电液执行机构和冷壁式阀体结构。

（13）釆用低毒无味的LMP-4型金属钝化剂。

（14）为保护烟机并减少烟气中粉尘对大气的污染,本装置釆用操作弹性大、分离效率高、立式PDC型三级旋风分离器，且采用大流量单管ф300m。第四节平面布置设计4.1平面布置执行的规范装置内工艺设备，建筑物等的平面布置均按下列规范执行：GB50160-92《石油化工企业设计防火规范》--工艺装置有关部分

2.SH3047-93《石油化工企业职业安全卫生设计规范》--国家基本建设委员会3.HGJ21-89《化工企业爆炸和火灾危险环境电力设计规范》--化工企业标准4.2平面布置设计时考虑的具体问题综合考虑工艺流程的需求、安全生产、环境保护、工厂总体分布、施工、维护、

检修及节省用地和减少能耗等情况,具体要求如下:4.2.1装置地址选择应避免以下地区:

(1)地震断层和基本烈度九度以上的地震区~(2)很严重的湿陷性黄土地区或厚度大的新近堆积黄土、高压缩性的饱和和黄土等地段

(3)有泥石流：滑坡：床沙：溶洞等严重危害地段~

(4)不能确保安全的水库下游~

(5)地方病流行区~

(6)放射性本底植高的地区。

4.2.2厂区布置应符合下列要求

(1)产生危害较大的有害气体。烟、雾、粉尘等有害物质的单元：宜布置在厂

区全年最小频率风向的上风侧~

（2）产生较大噪声的单元或噪声源宜布置在远离有低噪声要求的地段~

（3）液化烃罐组扣可燃液体罐组宜布置在场地低于工艺装置、全厂性重要设施

及人员集中场所的地段~

（4）空分站应布置在空气较洁净的地段：其吸风口应位于散发乙炔及其他烃类

气体场所全年最小频率风向的下风侧~

（5）存贮放射性物质的仓厍：应布置在人员较少接近厂区边缘地带~

（6）消防站的位置应符合《石油化工企业设计防火规范》的要求

（7）厂内道路的布置应合理组织人流和车流：并满消防要求~人流和车流集中

的干道应避免与运输繁忙的铁路平交~

（8）车辆出入频繁的单元宜布置在厂区边缘地带~

（9）总平面及单元平面布置应为建筑物创造良好的朝向、采光和自然通风的条

件。4.3厂区总平面布置的思考（1）汽车装卸站、液化烃罐装站、甲类物品仓库等机动车俩频繁进出设施、应

布置在厂区边缘。应根据工厂的生产流程及各组成部分的生产特点和入灾危险性：结

合地形、风向等条件：按功能愤分区集中布置。(2)可能散发可燃气体的工艺装置，罐组，装卸区或全厂性污水处理场等设施，宜

布置在人员集中场所，及明火或散发火花地点的全年最小频率风向的上风侧在山区

或丘陵地区，并应避免布置在窝风地带。

(3)液化烃罐组或可燃液体罐组。不应毗邻布置在高于工艺装置、全厂性重要

设施或人员集中场所的阶梯上。但受条件限制或有工艺要求时，可燃液体原料储罐可

毗邻布置在高于工艺装置的阶梯上。

(4)当厂区采用阶梯式布置时，阶梯间应有防止泄漏的可燃液体漫流的措施。(5)液化烃罐组或可燃液体罐组，不宜紧靠排洪沟布置。(6)空气分离装置，应布置在空气清洁地段并位于散发乙炔。其他烃类气体、

粉尘等场所的全年最小频率风向的下风侧。(7)全厂性的高架火炬，宜位于生产区全年最厂区外，并宜设围墙独立成区。

(8)采用架空电力线路进出厂区总变配电所，应布置在厂区边缘。4.4平面布置图根据以上规范及原则，本设计平面布置详见附图2。第五节坏境保护及职业安全卫生5.1污染源及治理措施设计中优先考虑采用不产生或少产生污染的工艺方案及流程，对过程中出现的不

可避免的污染物，首先考虑综合利用，化废为利。针对各种污染物，釆取必要措施加

以处理,使之符合有关环保要求。

5.1.1废液

(1)含油污水

装置内含油污水主要包括机泵排水，油品釆样冷却排水、装置厂房的冲洗排水等,

均排入污水处理场统一处理。

(2)生活污水

装置内生活污水经化粪池截污后棑入工厂污水处理场。

(3)含盐污水

余热锅炉及产汽系统的排污水，排至工厂生产废水系统。

(4)含硫污水

装置内分馏塔顶油气分离器、气压机出口油气分离器等产生的酸性水均排至装置

外，送至工厂污水汽提处理，处埋后污水可排至工厂污水处理厂处理，水质满足污水处理厂进水水质要求。

(5)污油

本装置污油分轻污油和重污油,主要来源于停工时设备排净等。轻污油装置内轻污

油罐集中后，用泵送至工厂轻污油罐中，待回炼或作其它适当理。重污油(轻柴油、油

浆等)用蒸汽吹扫经管线送至工厂燃料油罐，作燃料用。

5.