试生产方案模板(共132页)

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1、精选优质文档-倾情为你奉上XXXXXXXXXXX有限公司液化气综合利用项目总体试生产方案二一五年七月目 录专心-专注-专业第1章 建设项目概况1.1建设项目概况公司座落于东营市广饶县滨海高效产业区内，占地面积为平方米，现公司拥有员工230余人，专业技术人员54余人，注册资金五千万元，其管理力量及技术实力颇为雄厚，具有广阔的发展前景。公司致力于液化气领域的新技术、新产品和新应用的研究开发与创新，不断开拓新的领域和市场，竭诚为客户提供优质产品和技术服务，不断提高现代企业管理水平、研发水平和生产装备水平，并不断扩大生产规模。目前厂内有一套10万吨/年碳四深加工生产装置及配套的产品罐区、碳四储罐区、汽

2、车装卸区、空压站、循环水系统、控制室、配电室、消防水系统、锅炉房。该装置安全设施于2011年9月完成竣工验收，并取得安全生产许可证。由于公司目前液化气芳构化生产装置受轻芳烃产品及液化气价格影响，呈现效益降低甚至亏损现象，为打破目前经济效益低下的局面，根据目前可采购液化气组成，并结合先进生产技术，采用液化气烯烃异构化，转化为高异丁烯含量液化气，进一步通过醚化装置生产MTBE的工艺生产技术，以MTBE为主要目标产品，从而使公司的生产效益和社会效益得到改善。随着清洁汽油标准不断升级，要求降低汽油中的烯烃含量，国四标准中规定不能大于25%，今后还将进一步控制到25%以下，而因烯烃含量降低导致的辛烷值损

3、失需要通过添加MTBE来弥补。本项目采用先进的烯烃异构化技术，顺应了市场对异丁烯、MTBE需求量日益增大的趋势。MTBE作为汽油添加剂，调合低标号催化汽油，增加93#等高标号汽油品种，巩固汽油质量，可有效的解决周边地区大量直馏汽油的出路问题，产品价格高于90#汽油。目前MTBE市场价较好，随着我国汽车业的发展，高标号汽油用量越来越大，从而带动了MTBE市场的潜在发展。叔丁醇（TBA）为无色晶体或液体，在精细化工领域有广泛的用途，主要作为有机合成的原料及生产叔丁基化合物的烷基化原料，如生产甲基丙烯酸甲酯、叔丁基苯酚、叔丁胺等。同时，叔丁醇还可用作溶剂及汽油添加剂。本项目位置位于胜利油田所在地东营

4、市，附近有数量多、规模大的地方炼油厂，液化气资源丰富，原料供应可靠、有保证。目前裂解碳四一般是通过常规再利用途径脱除其中的60%70%不饱和组分后，就作为民用液化气出售。该项目的实施能够脱除其中95%以上的烯烃和炔烃，使其成为真正清洁安全的民用液化气。该项目位于东营市广饶县滨海高效产业区，处于规划的化工园区内。产业区地理位置优越，区域优势明显，供排水体系健全，基础设施配套健全。西邻S319省道和S320省道，距离东青高速公路李庄出入口10公里，距东营机场和广利港10公里，距离潍坊滨海经济开发区20公里，要建的黄大铁路和德龙烟铁路贯穿项目区并设有车站。本项目新建于厂区内东部的预留用地，项目区西侧

5、为原有装置（10万吨/年碳四深加工项目）及其配套的公辅设施。厂区有三个大门，分别位于厂区的西北角和西南角、东南角。西北角大门主要为人流入口，西南角大门为物流出入口，厂区东南角为项目建成后增加的物流出入口。厂区布置采用功能分区布置，综合楼、办公用房、化验室等位于厂区的 西北角，现有装置及其配套的公辅设施位于厂区西侧，办公区域以南。新建 项目位于厂区东侧的预留用地。本项目建设工程内容主要包括：10万吨/年MTBE异构&醚化装置、3 万吨/年叔丁醇装置、20万吨/年异辛烷装置及配套公用工程及辅助生产设施。本项目为连续生产，根据生产工艺要求和生产特点，生产车间实行四班三运转倒班制，年操作时间为

6、300天，管理人员按长白班配备。主要建设内容及依托情况一览表项目名称建设/依托内容备注依托主体项目20 万吨/年异辛烷装置新建3 万吨/年叔丁醇装置新建，包括原料预处理单元（东）：三制氢单元（3000Nm3/h）10 万吨/年 MTBE 异构&醚化装置新建，包括原料预处理单元（西）：一、二制氢单元（1500Nm3/h）和一加氢、二加氢单元公辅工程罐区新建，包括原料罐区（4 台 3000m3球罐、12×1000m3 球罐）和产品罐区（4 台 3000m3 立式内浮顶罐，2 台3000m3 废酸罐、5 台 2000m3 立式内 浮顶罐以及 2 台 500m3 立式罐硫酸、 液碱各

7、 1 个），并在原有卧罐区增加 3 台 200m3 卧式碳四液化气储罐部分依托原有4×500m3 内浮顶罐循环水系统新建，4×800m3/h锅炉房厂房利旧，新增 1 台 25t/h 燃煤蒸汽锅炉部分依托原有10t/h 蒸汽锅炉导热油炉房新建，内设 1 台 YLW-19000MA 型燃煤导热油炉消防水系统新增消防水罐 3000m3 两台以及一座 消防水泵房，内设 3 台 120L/s 的消防 水泵和一台柴电发电机部分依托原有两台消防水罐3000m3 以及原有消防水泵房空压机房厂房利旧，新增一台 1668Nm3/h 螺杆式空压机、一台 400Nm3/h 制氮机以及一台 20m3

8、 空气储罐部分依托原有两台空压机及一台制氮机空压机房厂房利旧，新增一台 1668Nm3/h 螺杆式空压机、一台 400Nm3/h 制氮机以及一台 20m3 空气储罐部分依托原有两台空压机及一台制氮机控制室新建32m×9m控制室新建32m×9m变配电室两座，新建45m×24.9m，42m×9m变配电室两座，新建45m×24.9m，42m×9m事故池新建 2 座，20m×20m×4.0m，30m×30m×4.0m部分依托原有10m×26m×4.0m事故水池事故池新建 2 座，20

9、m×20m×4.0m，30m×30m×4.0m部分依托原有10m×26m×4.0m事故水池污水池1 座，新建22m×17m×4.0m污水池1 座，新建22m×17m×4.0m地面火炬新建地面火炬新建甲 A 类汽车装卸车区新建 4 个液化气卸车鹤位，2 个液化气汽车装车鹤位甲 A 类汽车装卸车区新建 4 个液化气卸车鹤位，2 个液化气汽车装车鹤位甲 B 类汽车装车区新建 4 个油品装车鹤位甲 B 类汽车装车区新建 4 个油品装车鹤位本项目20万吨/年异辛烷装置的工艺技术来源于河南龙润能源科技有限公

10、司，XXXXXXXXXXX于2013年1月25日与河南龙润能源科技有限公司签订了该装置的技术转让协议书。甲醇重整制氢工艺来源于太原市勃泰化工科技有限公司，XXXXXXXXXXX于2013年5月10日与太原市勃泰化工科技有限公司签订了该装置的技术转让协议书。原料加氢预处理单元工艺来源于淄博联碳化学有限公司，XXXXXXXXXXX于2013年4月11日与淄博联碳化学有限公司签订了该装置的技术转让协议书。3万吨/年叔丁醇装置的工艺技术来源于淄博齐翔腾达化工有限公司，XXXXXXXXXXX于2013年4月13日与淄博齐翔腾达化工有限公司签订了该装置的技术转让协议书。10万吨/年异构化及MTBE装置的工

11、艺技术来源于陕西煤业化工集团上海）胜邦化工技术有限公司，XXXXXXXXXXX于2013年6月8日与陕西煤业化工集团（上海）胜邦化工技术有限公司签订了该装置的技术转让协议书1.2建设项目设计、施工、监理单位的情况1 设计单位情况项目设计单位为，是具有建筑工程设计甲级化工石化医药行业甲级设计资质的综合性科技公司，集规划、设计、研究和工程项目管理于一体的科工贸综合性科研机构。2 施工单位情况项目建设施工由中国化学工程第十三建设有限公司承建，承建单位具有化工石油工程施工总承包一级、房屋建筑工程施工总承包一级、机电安装施工总承包一级、市政公用工程总承包一级等资质，具有压力容器（第类低中压容器，球形储罐

12、现场阻焊）特种设备制造许可证，具有压力管道（GA1乙级，GB1（含PE专项）、GB2，GC1级，GD2级）、锅炉（1级）特种设备安装改造维修许可证，具有安全生产许可证。资质符合国家规定要求，施工单位依据设计完成了安装工程。3 监理单位情况本项目由具有化工石油工程监理乙级资质的滨州润丰化工工程监理有限公司监理。4 建设任务完成情况液化气综合利用项目10万吨/年MTBE异构&醚化装置、3万吨/年叔丁醇装置、20万吨/年异辛烷装置及配套公用工程及辅助生产设施经过建设单位、设计单位、施工单位、监理单位的共同努力，目前已经安装完毕，并对工程质量进行了初步验收，项目总体符合预期设计要求，具备吹扫、

13、试压、试生产条件。1.3一期工程设计主项原料预处理单元东、叔丁醇装置、异辛烷装置由异辛烷西侧的化验、操作室进行控制，丁烯异构化及醚化装置由东侧控制室控制。本项目总平面布置情况一览表编号功能区名称相对位置周边设施设计距离标准要求检查依据符合性备注1异辛烷装置西化验、操作室4640GB50160-2008 第 4.2.12条符合一类全场重要设施南叔丁醇装置3030GB50160-2008 第 4.2.12条符合南原料预处理单元（东）3330GB50160-2008 第 4.2.12条符合注 4东北配电室（区 域变电站）3935GB50160-2008 第 4.2.12条符合二类区域重要设施2原料预

14、处理单元（西）东原料预处理（东）3430GB50160-2008 第 4.2.12条符合西工业仪表风系统5335GB50160-2008 第 4.2.12条符合二类全场重要设施南碳四深加工系统3030GB50160-2008 第 4.2.12条符合北化验操作室53.240GB50160-2008 第 4.2.12条符合一类全场重要设施3原料预处理单元（东）东叔丁醇装置19-GB50160-2008 第 4.2.12条符合注 4南压缩机棚3530GB50160-2008 第 4.2.12条符合4叔丁醇装置东MTBE 专用装置变 配电室27.326.25GB50160-2008 第 4.2.12条

15、符合二类区域重要设施西碳四深加工系统36.530GB50160-2008 第 4.2.12条符合南压缩机棚3030GB50160-2008 第 4.2.12条符合5压缩机棚东MTBE 专用装置变 配电室2726.25GB50160-2008 第 4.2.12条符合二类区域重要设施东南醚化装置加热炉2522.5GB50160-2008 第 5.2.1条符合注 56MTBE 异构& 醚化装 置东MTBE 专用装置控制室17.315GB50160-2008 第 5.2.1条符合西碳四深加工装置39.630GB50160-2008 第 4.2.12条符合北压缩机棚2015GB50160-200

16、8 第 4.2.12条符合注 5南5×2000m3内浮顶罐 区31.730GB50160-2008 第 4.2.12条符合7装置控制室（区域 重要设 施）西南5×2000m3内浮顶罐 区3430GB50160-2008 第 4.2.12条符合东南6×3000m3内浮顶罐 区5530GB50160-2008 第 4.2.12条符合8地面火炬东围墙33-符合西3000m3 内浮顶罐3825GB50160-2008 第 4.2.12条符合西南液化烃装卸区48.525GB50160-2008 第 4.2.12条符合9导热油炉东厂区围墙26-符合北厂区围墙31.8-符合南消

17、防水罐40-符合10汽车装卸区东厂区围墙5025GB50160-2008 第 4.2.12条符合南厂区围墙2925GB50160-2008 第 4.2.12条符合西液化烃球罐区45.545GB50160-2008 第 4.2.12条符合北内浮顶罐区20.315GB50160-2008 第 4.2.12条符合东北地面火炬48.525GB50160-2008 第 4.2.12条符合1112×1000m3 液化气 球罐区东6×3000m3内浮顶罐 区3925GB50160-2008 第 4.2.12条符合北5×2000m3内浮顶罐 区2625GB50160-2008 第

18、 4.2.12条符合南液化气球罐装卸泵1515GB50160-2008 第 5.3.5条符合124×3000m3 液化气 球罐区东北6×3000m3内浮顶罐 区5635GB50160-2008 第 4.2.12条符合东汽车装卸车45.545GB50160-2008 第 4.2.12条符合北液化气球罐装卸泵16.615GB50160-2008 第 5.3.5条符合135×2000m3 内浮顶 MTBE罐区西2000m3 内 浮顶罐装 卸泵12.210GB50160-2008 第 5.3.5条符合146×3000m3 内浮顶 异辛烷 罐区东3000m3 内浮

19、顶罐装卸泵1310GB50160-2008 第 5.3.5条符合东北污水池46.515GB50160-2008 第 4.2.12条符合15循环水冷却塔东厂区道路2415GB50489-2009 第 5.3.3条符合东配电室43.525GB50489-2009 第 5.3.3条符合北围墙17.515GB50489-2009 第 5.3.3条符合南异辛烷装置3330GB50489-2009 第 5.3.3条符合根据上表可知，本项目建构筑物之间的距离、装置内布置符合石油化 工企业设计防火规范GB50160-2008、化工企业总图运输设计规范GB50489-2009的有关规定。1.4主要生产装置工艺路

20、线简述1.4.1 叔丁醇工艺流程简介该工艺包括：原料处理、水合反应器、TBA 提浓塔、TBA 精制塔。原料处理部分原料加氢精制的目的是通过加氢脱除原料中的丁二烯，加氢反应是放热反应。原料自罐区经进料泵进入碳四分离塔，脱离了重组分的碳四由塔顶经冷凝器冷凝后进入碳四回流罐，一部分打回流，一部分进加氢装置。碳四塔底重组分自压到碳五分离塔进料。碳五塔顶出成品碳五由碳五回流泵采出装置，碳五塔底重组分经冷凝器冷却后自压到罐区。碳四馏分由加氢反应器进料泵抽出经反应器进料换热器换热，加热到反应温度后进入加氢反应器，碳四馏分从加氢反应器底部进入反应器床层与氢气在催化剂的作用下反应。反应后的碳四馏分从加氢反应器顶

21、部出来，作（TBA）叔丁醇原料使用。碳四馏分经加氢精制后，丁二烯含量100ppm，二甲醚100ppm。（2）水合反应混合碳四中的异丁烯和水在阳离子交换树脂的作用下，反应生成叔丁醇（TBA）。该反应在液相中进行，属放热反应。TBA合成反应器为逆流床，来自罐区的碳四组分预热到一定温度后从反应器下部进料，来自管网的去离子水预热到一定温度后从反应器上部进料， 水为连续相，碳四为分散相，两相逆流操作，控制反应器的压力、水烃比及水的界位，在催化剂的作用下，碳四中的异丁烯与水反应生成TBA，反应后的剩余碳四从反应器顶部排出进缓冲罐，然后，根据现场情况，送至异构化装置；含TBA的水溶液从反应器底部排出进TBA

22、提浓塔。（3）TBA 提浓进入TBA提浓塔的稀醇水，通过共沸精馏，提浓至85%的TBA从塔顶排出，进入TBA精制塔，脱醇水从提浓塔塔底排出，经树脂处理后返回至水合反应器循环使用。（4）TBA精制来自提浓塔的85%TBA进入TBA精制塔，以正己烷为共沸剂，采用三元共沸技术，将TBA的纯度由85%精制到99.5%；无水TBA由塔底排出直接进罐区产品TBA罐；剩余的含醇水溶液返回至提浓塔。1.4.2 MTBE异构&醚化装置工艺流程装置主要包括原料预处理单元、异构化单元和MTBE单元，当采用裂解碳四作为装置原料时，裂解碳四通过预处理单元脱除碳三、碳五以上组分即可达到异构化反应原料要求，直接送至

23、异构化单元。1、碳四预处理单元1）原料脱碳四部分原料裂解碳四由P-601泵及流量调节计量后，进入脱碳四塔C-601，通蒸汽进塔底再沸器进行加热，蒸汽量由灵敏点温度控制。原料中的碳四轻组分从塔顶排出，经冷凝器E-601进回流罐V-601，再经回流泵P-602增压后，一部分经计量后返回C-601塔作回流液，一部分通过加氢进料泵进加氢反应器R-601；C-601塔顶压力控制在0.6MPa（表）。塔底出料由塔釜液位控制，碳五、碳六等组分从塔底排出，进碳五分离塔。2）加氢部分（本工段设双线）进入反应器R-601的氢气流量、碳四流量及入口温度必须严格控制，氢气与碳四二烯烃的比例为34：1（mol/mol）

24、。在加氢催化剂的作用下，碳四中的丁二烯转化为相应的正丁烯；反应后的物料经循环冷却器E-604冷却后进入第一加氢液罐V-602，V-602液位控制在1/22/3。加氢反应为强放热反应，利用加氢循环泵P-604将反应后的物料按一定比例返回至反应器入口以控制反应温度，预加氢后碳四进第二加氢反应器R-602。加氢过程所用的氢气来自制氢系统，氢气压力为1.52.0MPa，未 加氢的氢气及新鲜氢气进入氢气缓冲罐V-604，再由压缩机K-601压缩后，经循环轻缓冲罐V-605缓冲后分别进反应器R-6010和R-602。3）碳四脱除碳三和碳五分离部分加氢后的混合碳四经P-605进入脱碳三塔C-602，通蒸汽进

25、塔再沸器E-607进行加热，蒸汽量由灵敏点温度控制。原料中的碳三轻组分从塔顶排出，经冷凝器E-608进回流罐V-605，再经回流泵P-606增压后，一部分经计量后返回C-602 塔作回流液，控制V-605液位在1/22/3，其余碳三进罐区。C-602塔顶压力控制在1.01.5MPa（表）。塔底出料由塔底液位控制，碳四馏分从塔底排出，经冷却器E-609 冷却后进异构化单元。来自C-601塔底的碳五重组分进入碳五分离塔C-603，塔釜加热蒸气流量由灵敏点温度控制。碳五由塔顶采出，经冷凝器E-611 进回流罐V-606，再经回流泵P-607增压后，一部分经计量后返回C-603 塔作回流液，其余碳五出

26、装置进罐区。控制V-606液位在1/22/3，C-603塔顶压力控制在0.20.3MPa（表）。塔底出料由塔底液位控制，碳六等重组分从塔底排出，出装置进罐区。2、异构化单元1）反应部分原料液化气经过异构碳四进料泵（P-301）升压后进入原料汽化器（E-302），以丁烯脱重塔（C-302）塔顶气作为汽化热源使碳四进料全部汽化，汽化后原料进一步与反应产物进行换热以回收热能，最后进入异构加热炉（F-301）加热至反应温度进入异构化反应器（R-301）进行异构化反应使液化气中的正构碳四烯烃、顺反碳四烯烃异构化为异丁烯。反应产物依次通过第二异构换热器（E-304）、第一异构换热器（E-303B）、异构产

27、物空冷器（A-301）换热、冷却后进入异构缓冲罐（D-303），进入分离部分。2）分离部分异构缓冲罐的气相部分通过异构压缩机（K-302）升压后冷凝，与液相部分一起通过异构产物泵（P-303）升压后送入丁烯脱轻塔（C-301）脱除轻组分，丁烯脱轻塔顶气相通过丁烯脱轻塔冷凝器（E-308）冷凝后进入丁烯脱轻塔回流罐（D-306），一部分作为塔顶回流返回丁烯脱轻塔塔顶，另一部分泵送出装置。塔底物料一部分通过丁烯脱轻塔再沸器（E-307）加热返回塔内作为热源，另一部分自压至丁烯脱重塔（C-302）脱除重组分。自丁烯脱轻塔来的反应产物进入丁烯脱重塔中部，塔顶气相首先通过原料汽化器（E-302）作为汽化

28、器热源，再经过丁烯脱重塔冷凝器（E-310A/B）冷却后进入丁烯脱重塔回流罐（D-307），回流罐液相经过丁烯脱重塔回流泵升压后分两部分，一部分作为脱重塔顶回流液返回塔顶，另一部分送至MTBE单元。3、MTBE单元1）反应部分自异构化单元来的碳四组分进入中间缓冲罐经过醚化碳四进料泵（P-401）升压与装置外来甲醇按比例混合，经混合器（H-301）与循环碳四组分一起通过醚化预热器（E-401）加热至反应温度后送入第一醚化反应器（R-401）发生醚化反应生成MTBE，反应产物分两路，一路经过醚化外循环泵（P-403）加压后返回循环使用，另一路经过醚化中间冷却器（E-403）冷却至反应温度进入第二醚

29、化反应器（R-402）进行反应，使总异丁烯转化率达到 9095%，反应产物经过催化蒸馏塔进料预热器（E-411）与MTBE 产品换热后进入催化蒸馏塔（C-401）。在催化蒸馏塔内进行MTBE分离及未转化异丁烯的进一步醚化反应，以使异丁烯的总转化率达到99%以上，催化蒸馏塔顶气相经过催化蒸馏塔冷凝器（E-404）冷却后进入催化蒸馏塔回流罐（D-402），经过催化蒸馏塔回流泵升压后分两路，一路作为塔顶回流返回催化蒸馏塔，另一路进入甲醇萃取塔（C-402）脱除液化气组分中的甲醇。塔底物料一部分经过催化蒸馏塔再沸器（E-405）加热后返回塔底作为热源，另一路经过催化蒸馏塔进料预热器和MTBE冷却器（E

30、-406）换热冷却后作为产品送至罐区。2）甲醇回收部分自反应部分来的含醇液化气进入甲醇萃取塔（C-402）与工艺水逆流接触后脱除甲醇，塔顶液化气分两路，一路作为循环物料返回丁烯缓冲罐作为反应组分循环使用，另一部作为副产品送出装置。塔底含醇水在萃取水换热器（E-409）内与萃取水换热后进入甲醇回收塔（C-403）进行甲醇回收。塔顶气相经过甲醇回收塔冷凝器（E-407）冷却后进入甲醇回收塔回流罐（D-403），液相经过甲醇回收塔回流泵（P-405）升压后分两路，一路作为塔顶回流返回甲醇回收塔，另一路作为甲醇原料返回醚化单元循环使用。塔底物料一部分经过甲醇回收塔再沸器（E-408）加热后返回塔底部，

31、另一部分通过萃取水换热器降温后由萃取水泵（P-406）升压，再通过萃取水冷却器（E-410）冷却后返回甲醇萃取塔循环使用。1.4.3 异辛烷装置工艺流程异辛烷装置由反应部分、制冷部分、流出物处理部分、分馏部分、酸碱系统和放空系统组成。 a）反应部分 烯烃与异丁烷的反应，主要是在硫酸催化剂的存在下，二者通过某些中间反应生成汽油馏分的过程。从脱轻烃塔来的碳四馏分与脱异丁烷塔顶过来的循环异丁烷混合后，与反应器净流出物在进料-流出物换热器中换冷至约13.5，产生的游离水经原料脱水器分出，从而使该物流中的游离水含量降至10ppm（w）以下。然后，该物流再与循环冷剂直接混合并使温度降低至约3.5进入反应器

32、。烯烃和异丁烷进料与循环的异丁烷和冷剂一起进入四台并联的反应器，在反应器中以浓硫酸做催化剂，发生烯烃与异丁烷之间的 烷基化反应。每台反应器都有一个搅拌器，以使浓硫酸与烯烃在搅拌桨的作用下充分混合产生乳化，并在反应器内循环。从反应器中引出反应完全的酸烃乳化液，直接进入酸沉降器，以使烃类与硫酸分离。乳化液的密度小，自酸沉降器返回的酸的密度大，两者之间存在密度差，另外，由于酸沉降器位置高于反应器，密度大的酸靠重力作用流回反应器，而密度小的乳化液则向上流动进入酸沉降器。靠密度差进行酸烃两相的沉降分离。酸相流回反应器循环使用，烃相物流经减压控制阀后造成低温、低压，这路冷流体被用作冷剂，流经反应器管束，以

33、除去烷基化反应热。换热后，汽液相的温度约0.8，进入缓冲闪蒸罐。缓冲闪蒸罐是一个带隔板，并有共同分离空间的卧式容器，隔板一侧为流出物冷剂的气液分离物（-0.46），另一侧为异丁烷冷剂（-8）。整个缓冲罐的操作压力为0.012MPa（G）。为了便于观察，缓冲闪蒸罐有一个分酸斗放在地面上，可借助分酸斗上的液面计观察酸烃界面。正常情况下，分酸斗内的酸位很低，一旦反应器管束发生泄漏，分酸斗内将发现大量硫酸。98%的浓硫酸先进入流出物处理部分酸洗沉降器洗涤反应流出物，然后连续进入一级反应器。溶于反应流出物中的酸溶性油，经酸洗沉降器酸洗后带入反应器，在反应条件下再还原为烃类和酸。浓度约94%的废硫酸连续地

34、从一级酸沉降器放出，并进入二级反应器，由二级酸沉降器连续放出的废酸浓度约90%，排放至酸放空罐，其温度为7。自缓冲闪蒸罐来的反应流出物在进料-流出物换热器中与新鲜进料和循环异丁烷换热升温到29，进入流出物处理部分的酸洗沉降器。反应流出物在缓冲闪蒸罐分出的汽相，去制冷压缩机系统。流出物液相和循环冷剂异丁烷在罐内有足够的汽相空间，以防止汽相中的雾沫夹带。b）制冷部分反应器的进料温度，要求冷到3.5，这一要求是由在反应进料中混入低温循环冷剂来实现的，为此要一套制冷系统来满足这一要求。缓冲闪蒸罐汽相空间的平衡蒸汽，由挡板两侧汇集到气体出口管，进入制冷压缩机入口，考虑到设备之间有一定距离，为了保护压缩机

35、，使之不带入管线中的油气冷凝液，在压缩机入口前设有压缩机入口分液罐。制冷压缩机为中间加气式四级离心压缩机，由电机驱动。压缩机的入口压力会影响冷剂的温度并进一步影响到反应温度。因此，采用压控方法消除入口压力波动，即将压缩机的出口气体，经反喘振管线循环回到入口侧。由二级节能罐进入缓冲闪蒸罐的液体经过闪蒸，可以冷却循环的热气体。而压缩机入口温度，可用冷剂支管上的温控阀迅速冷却返回入口侧的热气体的方法控制。压缩机设有四级反喘振保护系统，第一级的保护原理是：一旦压缩机入口流量接近喘振点，便由低流量选择器和流控阀的作用，很快打开调节阀，使反喘振回路立即启用；第二级防喘振系统，监测二级节能罐返回压缩机的流量

36、与第一级流量的总和，为防止喘振，压缩机的出口气体，可以经调节阀直接减压进二级节能罐，再循环回到压缩机的第二级叶轮入口。同样，通过压缩机出口管线上的流控阀，将出口热气体流经一级节能罐，使气体降温后进入压缩机第三级叶轮进口，可保护压缩机第三和第四级叶轮，避免喘振。二、三级旁路热气流，都在返回压缩机前与一、二级节能罐进料气流混合，使热气流冷却到必要的温度。压缩机的排出气体，在冷剂冷凝器中全部冷凝并收集在冷剂缓冲罐中。冷剂缓冲罐的压力由压控阀控制，低压时由冷剂冷凝器旁路气体补充压力；高压时打开去火炬系统调节阀泄压，放出不凝气。缓冲罐轻烃减压，去两级节能罐。节能罐使一部分气体，不必经压缩机出口压力而膨胀

37、到入口压力，从而节省了压缩功。两级节能罐的闪蒸气体均返回压缩机，而一级节能罐的液态烃进入二级节能罐，从二级节能罐底部出来的轻烃进入压缩机入口缓冲闪蒸罐中冷剂侧。各段闪蒸的综合效果，视冷剂降温到需要的程度而分别以汽相或液相的方式返回到压缩机和反应器，从而实现了冷剂的循环。c）流出物处理部分从酸沉降器出来的反应流出物中，含有少量夹带的酸和硫酸与烯烃反应生成的中性硫酸酯。这些酯类如不脱除，将在高温条件下在脱异丁烷塔内分解放出SO2，若遇到水分后，会对脱异丁烷塔顶系统造成严重的腐蚀。此外，硫酸酯还会使脱异丁烷塔底重沸器结垢。因此该部分将解决脱硫酸酯的问题。1、酸洗系统硫酸流经以下设备：混合喷射器，静态

38、混合器和酸洗沉降罐。流出物由缓冲闪蒸罐，经泵送往进料-流出物换热器向进料提供冷量后升温到29，进入酸洗系统。首先与循环酸和补充新酸在混合喷射器内混合。循环酸量为流出物的20%（v），新鲜酸补充量取决于反应器需要。混合喷射器安装位置低于酸洗沉降器，以形成没有酸泵的酸循环。在混合喷射器后安装静态混合器，以强化物流进入酸洗沉降器之前的进一步混合。流出物与酸在沉降器内分离，从沉降器底部放出酸和被溶解了的硫酸酯，被送回一级反应器，流出物在沉降器的上部。2、碱洗系统热碱水洗系统的作用是去除残余酯和夹带酸的再精制过程。有以下主要设备：静态混合器、碱洗沉降器、碱水异辛烷换热器、碱洗循环泵和碱液补充泵。从酸洗系

39、统来的流出物，与热碱水在静态混合器中充分混合，49的烃碱混合物直接进入碱洗沉降器内进行分离。含硫酸盐的水溶液，用碱洗循环泵从碱洗沉降器底部抽出，送回静态混合器。（在碱水异辛烷换热器中，被脱异丁烷塔底产品加热，换热温度要求碱洗后流出物温度达到49）。补充10%的新鲜碱液，维持循环碱水的pH值达到8-10。来自碱洗沉降器顶部的精制流出物被脱异丁烷塔底产品加热后进入脱异丁烷塔。由于烃流出物要饱和部分水分，有必要向碱洗系统补水。但水也稀释了碱洗溶液的浓度。因此，循环使用的废碱水中硫酸盐的含量不会增加太多，可以维持大约5000毫克/升左右。选择 49的碱洗温度是为了破坏残留的硫酸酯。温度太低，不利于酸酯

40、水解；温度太高，流出物会携带较多的水进入脱异丁烷塔，对塔的操作和腐蚀会带来不利的影响。d）分馏部分经酸、碱洗后，携带饱和水分的精制流出物进入脱异丁烷塔，塔顶气体经冷凝后进入回流罐，由回流泵抽出，一部分返回塔顶作为回流，一部分经循环异丁烷冷却器冷却到40循环回反应部分，以保证反应器总进料中适当的异丁烷和烯烃比例，多余的异丁烷送出装置。塔底丁烷和烷基化油自压进入正丁烷塔。在汽提段有卧式热虹吸式重沸器，采用导热油加热。正丁烷塔顶蒸出的 正丁烷经塔顶冷凝器冷凝后进入塔顶回流罐。冷凝液经回流泵升压后，一部分返回塔顶作为回流，另一部分经冷却器冷却到40后出装置。塔底异辛烷产品，经脱异丁烷塔进料-塔底产品换

41、热器、碱水-异辛烷换热器与塔进料和循环碱液换热，再经异辛烷冷却器冷却到40后，经泵送出装置。e）酸、碱系统及放空系统这部分系统包括：酸碱贮罐、放空分液罐和酸性水中和池。1、酸贮罐及酸放空系统由于烷基化过程采用98%的硫酸作为反应催化剂和流出物精制剂，因此设置该系统就是为了避免伤害，以确保安全生产和排放含酸物流。新鲜酸罐容量500m3：用以接收装置外送来的新鲜硫酸，罐内以氮气覆盖，防止空气中的水分进入罐内造成酸的稀释和设备腐蚀。在生产时，用新酸泵向反应部分送酸。酸放空罐：酸沉降器中含有和携带烃类的废酸在酸放空罐闪蒸。沉降分出的上层轻烃，翻越内挡板并由泵送回反应器，闪蒸出的油气在经放空分液罐放到火

42、炬总管之前，要经过酸性气碱洗罐。废酸用泵送往废酸贮罐。酸放空罐的另一作用是对酸性放空介质起到泄压作用，经酸性介质放空总管，气、液含酸介质进入酸放空罐分出酸后放空和废酸放空时同样的方式处理。酸放空罐还可以当酸贮罐用。其容积足以存放一个反应器内酸加上高0.9米的酸沉降器液位的酸。它也可以供管线和仪表作间断放空用。酸性气碱洗罐：作用是处理来自酸放空罐的油气，防止直接进入火炬系统造成腐蚀问题。该设备为一立式罐，内装50mm陶瓷拉西环填料并充满碱液。酸性气从填料段下部进入，向上流经碱液被中和。间断补充新鲜水到酸性气碱洗罐，以补偿由于放空气体饱和水分后的碱洗系统水损失。2、碱系统异辛烷装置使用10%NaO

43、H碱液处理反应流出物，碱洗酸性气并中和酸性废水。新鲜碱由碱储罐用泵连续送往精制部分和间断送往酸性气碱洗罐。需要时靠位差自流入酸性水中和池。废碱贮罐容量50m3：从碱洗沉降器连续接收，从酸性气碱洗罐间断接收废碱。3、放空分液罐放空分液罐接收下列放空总管来的物流：非酸性放空介质，收集液相放空介质和气相放空管放出的冷凝液。酸性介质放空总管介质：含硫介质先经酸放空罐，脱除酸性冷凝液。从酸放空罐出来的气体再经酸性气体碱洗罐，用碱液将酸性气中和后排往放空分液罐。因此，放空分液罐将不会受到酸腐蚀。该罐内设导热油管，以防止罐内低温结冰。4、酸性水中和池收集从反应部分、流出物处理部分排放的自流酸性污水。池内的酸

44、性水同来自碱洗沉降器、酸性气碱洗罐的废碱水以及来自新鲜碱罐的 10%碱液加以中和。新鲜碱量由池内pH计控制。池内有两个搅拌混合器并用新鲜水稀释池水。中和后的污水用泵从池中抽出进入含油污水处理系统。1.4.4 甲醇制氢装置部分甲醇分解制氢装置包括甲醇分解、转化和变压吸附两大部分。1）甲醇分解部分来自甲醇计量罐（V0101）的甲醇经流量计（FIT0101）、调节阀（FV0101）、甲醇缓冲器（XV0102A）进入混合器（XV0101），在混合器（XV0101）内与来自原料液贮罐（V0103）的脱盐水进行混合，再由原料液计量泵（P0101A或P0101B）加压后经原料液缓冲器（XV0102B）、流量

45、计（FIT0102）送入螺旋板换热器（E0103），在螺旋板换热器（E0103）中原料液与分解气进行热交换温度升高，然后进入汽化器（E0101）升温、汽化，再经过热器（E0102）使原料气进一步升温并过热；过热的原料气进入反应器（R0101），反应器（R0101）内装填催化剂，原料气在催化剂的作用下发生分解、变换反应生成氢气和二氧化碳，分解和变换反应。从反应器（R0101）出来的分解气在螺旋板换热器（E0103）中与原料液进行换热降温，然后经冷却器（E0104）冷却，冷凝出未反应的甲醇和水，冷凝下来的甲醇和水随分解气进入水洗塔（T0101）。脱盐水贮罐（V0102）中的脱盐水由脱盐水计量泵（P

46、0102A或P0102B）送入水洗塔（T0101）将分解气洗涤，洗出残留的微量甲醇和其它微量杂质，洗涤后的分解气经分解气缓冲罐（V0104）送入氢气提纯装置（变压吸附装置）得到较高纯度的氢气，洗涤用水、洗涤下来的微量甲醇及由冷却器过来的液态水和甲醇经调节阀LV0101进入原料液贮罐（V0103）。原料液的升温与蒸发需要热量，原料气的反应也需要热量，本装置提供一台燃煤导热油炉不断地将热量经导热油提供给汽化器（E0101）、过热器（E0102）和反应器（R0101）。2）变压吸附净化部分经冷却、洗涤、分离后的甲醇分解气进入有数台并列操作的吸附器和一系列程序控制法构成的变压吸附系统。每个吸附器内装填

47、有吸附材料，其中一台吸附器通过原料气时，原料气中的杂质组分吸附剂吸附而获得高纯度的氢气。同时其它吸附器处于吸附床再生的不同阶段。各台吸附器定时切换，交替吸附和再生，使原料气不断输入，产品氢气不断输出。吸附塔的再生包括均压降、逆降、冲洗三个状态。均压是指处于降压再生状态的吸附塔将吸附塔内的气体均给处于预升压状态且压力比其低的吸附塔，这样可以有效的利用吸附塔内的余气，避免将其排出系统，造成浪费，提高回收率，均压降可根据需要调整为二次或三次均压；逆降是指处于降压再生状态的吸附塔，当其压力为所有吸附塔中最低压力时，不能再给其他吸附塔匀气，则将这部分剩余气体直接排出吸附塔；冲洗是指用产品气冲洗逆降状态结

48、束的吸附塔。吸附塔的预升压包括均压升、逆升、顺升三个状态。均压升是指利用处于降压再生状态的吸附塔内的气体给处于预再生状态的吸附塔进行升压；逆升是指当吸附塔的压力升至高于所有处于降压状态的吸附塔时，再用产品气给其升压；顺升是指用原料气给逆升状态结束的吸附塔继续升压至工作压力，顺升状态完成后，吸附塔即可进入吸附状态。1.5油品储运 全厂油品储运系统范围包括：原料气罐区、MTBE罐区、异辛烷罐区、甲醇罐区、液化气罐区、装卸车设施、火炬设施全厂油品储罐设计储存天数按石油化工储运系统罐区设计规范SH3007-1999执行，新建装置按同开同停考虑，并充分考虑产品出厂的储罐设置要求。1.6公用工程1.6.1

49、电源 生产情况对供电可靠性的要求及供配电系统设计规范中的有关规定，本工程生产装置大部分用电设备负荷等级为二级负荷，消防设备 用电、液化烃球罐专用注水泵、火灾报警、仪表系统、压缩机的润滑油泵、事故照明等为一级负荷，一级负荷量为112.8kW，其它为三级负荷。 用电负荷需要容量12832.8kW，一级负荷量112.8kW，二级负荷 9700kW，其中10kV用电负荷为异辛烷装置内高压电动机，用电负荷5800kW；0.4kV用电负荷3900kW，三级负荷3020kW。1)供电电源 电源引自东营供电公司城南变电站，供电线路为10kV，采用双回路架空供电，在厂区外改用电力电缆敷设至总变电所。2)供电设备

50、及电缆敷设 供电设备及方案 建两座10kV变配电室，循环水池东侧变配电室设置2台型号为 SCB10-2000/10/0.4的干式变压器，醚化装置东侧变配电室设置1台型号 为 SCB10-2500/10/0.4和1台SCB10-2000/10/0.4的干式变压器，能够满足生 产装置0.4kV 用电负荷6920kW的需求。装置中的二级负荷用电采用双回路进行供电，满足供电要求。DCS控制系统采用UPS不间断电源装置供电，持续供电时间为30min，事故照明系统采用自带的蓄电池作为备用电源，供电时间不小于30min。消防泵采用柴油泵作为备用泵，其他消防设施采用柴油发电机作为备用电源，在新建消防泵房中设置

51、1台12V135AZD柴油发电机，容量300kW，作为消防设施以及压缩机的润滑油泵的备用电源。柴油发电机组的供电功率能满足消防电气设备、注水泵、压缩机的润滑油泵等一级用电设备的功率要求。10kV开关柜选用KYN28型，低压抽屉柜选用GCS型，10kV母线和低压母线采用单母线分段接线，中间设联络开关，其中一路出现故障或停电时，由另一路供电，保证供电的可靠性。无功补偿采用高、低压相结合集中补偿方式。10kV母线补偿至0.95以上；0.4kV母线补偿至0.9以上。 电缆敷设配电线路采用放射式方式敷设。厂区内的电缆采用电缆桥架、穿管埋地敷设和直埋敷设相结合的方式。各车间的电缆采用穿钢管暗配或沿桥架敷设

52、，电缆沿电缆桥架敷设，在重腐蚀区域电缆桥架采用铝合金或不锈钢制作。装置内的10kV电缆选用XLPE绝缘，阻燃型电缆；0.4kV电缆选用PVC 绝缘，阻燃型电缆。照明线路采用BV-500-2.5型聚氯乙烯绝缘电线穿镀锌钢管明敷至防爆灯具，防爆照明开关采用SW-10 型。仪表电缆敷设采用单根敷设方式由现场直接敷设到控制室。现场仪表接线盒出口采用防爆挠性软管与电缆穿线管连接。电缆穿线管与电缆槽盒连接处采用锁紧螺母和护口保护。3) 照明根据厂房结构特征分设正常照明、应急照明。照明电源电压采用交流220V，在关键部位及疏散通道设应急照明，应急照明采用自带蓄电池的应急灯，照明电源与动力电源分设，由配电室单

53、独线路供电。所有装置区的灯具均选用能适应环境特征的灯具及开关。本项目按照建筑照明设计标准（GB50034）进行照明设计；需要经 常观察的主要操作岗位和爬梯处应减少眩光；照明开关设在便于使用和容易识别的地方；压缩机房、控制室、配电室、消防泵房、空压制氮机房、锅炉房、发生火灾仍需正常工作的房间以及应急车道设应急照明灯。应急照明用电为一级负荷，采用蓄电池作为备用电源，其连续供电时间不少于30min。车间厂房设计照度为100Lx，控制室照度300Lx，配电室照度200Lx，通道和平台照度30Lx。1.6.2 供热新建装置正常用1.0MPa蒸汽15t/h，厂区原有一台10t/h低压蒸汽锅炉，目前尚有67

54、t/h 余量，现在原动力站新建一台 、25t/h燃煤低压蒸汽锅炉，建成后，可以满足本项目需要。本项目的异辛烷装置脱轻塔、脱异丁烷塔、脱正丁烷塔和甲醇回收塔所需高温热源由导热油炉提供，需要热量大约为10000kW。项目区东侧新建一台型号为YLW-19000MA的导热油炉，供热量1600万大卡，供热量可以满足生产需要。1.6.3 供气本项目在现有空压站内预留位置新增空压设备、制氮设施，供本项目用压缩空气、氮气。（1）压缩空气空气经空压机压缩后，再经干燥机进行净化处理后送空气储罐储存，一部分供用户使用；另一部分送入制氮设备，生产氮气。项目建成后压缩气供应总量可达 5256Nm3/h，可以满足原有装置

55、和新装置项目总用气量 2400Nm3/h 的需求。空压站设1台20m3和4台50m3净化压缩空气储罐（设计压力 0.8MPa），事故状态下停空压机，此空气储罐供本工程仪表用气，可以满足紧急处理的需要，供气量能满足仪表用气不小于30min的需要。（2）氮气本项目在生产过程中的吹扫、置换、干燥剂及催化剂再生等需要间歇使用氮气。来自压缩机的压缩空气经PSA变压吸附后送氮气储罐储存，供应本项目使用，本项目新建制氮系统。本项目氮气最大用量为 500Nm³/h，厂区现有空压站制氮系统能够满足本项目用氮需要。1.6.4 燃料全厂工艺装置加热炉使用燃料包括燃料油、燃料气、自产液化气。1.6.5 污水

56、处理场 污水处理场设计污水处理设计规模为200t/d工艺原则流程图污水处理流程本工艺采用物化和生化相结合的方式。生产废水包含酸性废水、碱性废水、少量油性废水，酸碱幅度波动大，废水进入调节池后，停留足够长时间使污水的水质得到均化，同时调节污水的水量，保证后续生化处理的连续稳定运行。调节池中的废水通过提升泵提升进入气浮装置，除去废水中的油和悬浮物，然后进入UASB厌氧罐，利用厌氧微生物的作用，经过水解酸化产甲烷过程，去除大量COD，后进入A/O池，在好氧池中，通过生长在填料上的微生物自身的新陈代谢对污水中的污染物质进行吸收分解利用，从而使污水得到进化，老化的生物膜在水流冲刷作用下脱落并随水流进入沉

57、淀池，在沉淀池中，利用泥、水重力的不同使泥水分离开，上清液排放进入清水池中，再进入石英砂过滤器，最终达标排放；下层污泥通过提升泵部分回流到生化池中，剩余部分排入污泥池中。污泥池中的污泥在加药调理改善其脱水性能后通过螺杆泵入压滤机中，通过压滤机的作用降低污泥的含水率，使污泥能够便于外运处置。在生化池中不断通入空气曝气，以保证污水中溶解氧的浓度，使微生物能够正常的生长。1.6.6 污水处理场新建项目脱盐水主要用于工艺用水和锅炉用水，新建项目完成后，厂内脱盐水最大用量为47.5t/h。锅炉房内设置两台脱盐水装置，处理量分别为20t/h和30t/h综上所述，厂内脱盐水装置可以满足项目需要。脱盐水主要工

58、艺：原水原水罐原水泵原水加热器多介质过滤器活性炭过滤器保安过滤器高压水泵反渗透系统（含浓水反渗透）中间水罐-中间水泵1阳离子交换器除碳器中间水池中间水泵2阴离子交换器混床脱盐水罐脱盐水泵脱盐水管网。1.6.7 固体废物本项目产生的固体废物主要各生产装置为排出的废催化剂，污水处理场的“废泥”，锅炉排放的炉渣等。废催化剂进行回收利用或厂家回收处理，“污泥”由厂家回收处理，炉渣出售处理。1.7产品流向序号项目（指标）名称数量（万吨/年）产品流向1液化石油气5.68外销2异辛烷22.51外销4甲基叔丁基醚129.96外销5叔丁醇1.48外销第2章 总体试生产方案的编制依据和原则2.1总体试生产方案的编制依据1、中华人民共和国安全生产法2、危险化学品安全管理条例3、中华人民共和国劳动法4、中华人民共和国消防法5、特种设备安全法6、使用有毒物品作业场所劳动保护条例7、山东省安全生产条例8、生产经营单位安全培训规定9、生产安