珠海长炼消防专篇修改稿14-1-19.docx

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1、 项目号：64-2013-11A 珠海长炼石化设备有限公司120104t/a石脑油综合利用项目 基础工程设计消防设计专篇长岭炼化岳阳工程设计有限公司二0一三年 一二 月 珠海长炼石化设备有限公司120104t/a石脑油综合利用项目 基础工程设计 行政负责人： 严 华技术负责人： 匡晓辉经济负责人： 李代玉项目经理： 李根忠长岭炼化岳阳工程设计有限公司二0一三年 一二 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

2、： 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 谢正炜说 明 书项 目 号64-2013-11A 文 表 号30-1/S1日 期2013.12 长岭炼化岳阳工程设计有限公司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

3、 容 及 所 及 页 号日 期修改人校核人审核人 说 明 书项 目 号64-2013-11A 长 岭 炼 化岳阳工程设计有限公司文 表 号30-1/S1第 1 页 共 51 页目 录1 设计依据41.1设计合同及批复文件41.2 国家及地方的相关法规41.3 设计采用的主要标准规范42 项目概况62.1 地理条件72.2 项目建设性质及组成72.3 设计范围112.4 产品方案及流程说明122.5 工程消防环境现状353 火灾、爆炸危险因素分析373.1 危险物料373.2 危险岗位384 防火安全措施394.1 总平面布置394.2 危险物料的安全控制394.3 爆炸危险区域划分444.4

4、防雷击、防静电积聚444.5 供电安全设计454.6 建构筑物防火464.7 防止泄漏的可燃液体和受污染的消防水直接排放的措施485 消防设计505.1 消防设计原则505.2 消防设施的设置505.3 消防给水系统505.4 低倍数泡沫灭火系统525.5 消防泵站主要消防设备及构筑物535.6 工艺装置消防设计535.7 甲醇罐区消防设计545.8 辅助建构筑物消防设计555.9 其它消防设施575.10 火灾监控报警系统576 消防管理机构597 消防设施投资608 附图61 说 明 书项 目 号64-2011-88A 长 岭 炼 化岳阳工程设计有限公司文 表 号30-1/S1第 37 页

5、 共 51 页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

6、.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

7、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

8、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

9、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

10、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

11、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：21.40C2）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：1

12、08.2mm(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

13、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:95.32kPa7）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

14、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

15、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：6：052）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

16、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

17、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0240X10

18、4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。

19、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/a1进料石脑油150000120罐区氢气2500.22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/a1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/a1进料重整生成油1112508

20、9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K

21、g/hX104t/a1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a.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

22、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

23、-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-2

24、35），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

25、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(D

26、MDS)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(V

27、203)，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

28、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

29、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.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

30、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

31、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

32、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（

33、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

34、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

35、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

36、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

37、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

38、（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

39、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

40、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

41、；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

42、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