20万吨年异辛烷装置项目建议书淄博君达化工技术有限公司.doc

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

目 录
1、总论 1
1.1、项目及建设单位基本情况 1
1.2、 编制依据及原则 2
1.3、编制范围 2
1.4、项目背景及建设必要性 2
1.5、主要建议结论 3
２、市场分析与价格预测 6
2.1、原料市场分析 6
2.2、烷基化油（异辛烷）市场分析 6
3、装置建设规模、产品方案 7
3.1、建设规模和装置组成 7
3.2、原料性质和产品方案 8
4、工艺装置 9
4.1、工艺技术选择 9
4.2、工艺流程概述及操作条件 10
4.3、主要设备选择 15
4.4、公用工程消耗 19
4.5、工艺装置“三废”排放 20
４.6、工艺技术及设备风险分析 21
５、辅助材料 21
6、组织机构、人力配置和项目实施计划 21
6.1、组织机构 21
6.2、新建装置人力配置 22
6.3、项目实施计划 22
7、投资估算和资金筹措 23
7.1、 建设投资估算 23

1、总论
1.1、项目及建设单位基本情况
1.1.1、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**化工有限公司厂区内。
1.1.2、建设单位基本情况
1.1.2.1、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。
1.2.2.2、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，降低能耗。
1.2.2.3、采用DCS集中控制，以优化操作，减少操作人员，提高经济效益。
1.2.2.4、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”。
1.3、编制范围
新建20万吨/年异辛烷装置及相关部分公用工程。
1.4、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。
1.5、主要建议结论
1.5.1、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/h
t/d
104t/a
原料（进）
1
醚后碳四45.35％
89.58%
26875
645.00
21.500
2
异丁烷89.7%
10.42%
3125
75.00
2.500
2
合计40.81%
100.00%
30000
720.00
24.000
产品（出）
1
民用液化气
0.38%
114
2.74
0.092
2
正丁烷
13.13%
3940
94.56
3.152
3
异丁烷
1.17%
350
84.00
0.280
2
异辛烷
84.42%
25325
607.80
20.260
4
损失
0.90%
270
6.48
0.216
5
合计
100.00%
30000
720.00
24.000

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/h
0.5
15
否

2
循环水
t/h
150

是

3
1.0MPa蒸汽
t/h
23

是
塔选高效塔盘
4
电（压缩机用电）
kWh
4300
（3000）

是

7
氮气
Nm3/h

80
否

8
仪表风
Nm3/h
200

是

9
98%浓硫酸
t/h
2

是
1.6万吨/年，吨异辛烷消耗量不大于80Kg
10
氢氧化钠
t/h
0.02

否
160吨/年

表1.5-3 2.0万吨/年废酸处理公用工程消耗（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
2

是

2
循环水
t
400

是

3
电
kWh
300

是

4
氮气
Nm3/h

否

5
仪表风
Nm3/h
50

是

6
燃料气
Nm3/吨废酸
180

1.5.1.4、占地面积
新建装置部分占地约45×100=4500m2；
废酸处理装置占地约39×80=3120m2总占地约8000 m2。
1.5.1.5、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、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9～13％，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90％。一套年产40万吨的乙烯装置约副产6～8万吨的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4200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
3.2.1、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，%
0.22
0.030
丙 烯
m/m，%
0.08

异丁烷
m/m，%
37.82
89.7
正丁烷
m/m，%
15.66
8.45
正丁烯
m/m，%
15.44
1.8
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-丁二烯
m/m，%
0.20

甲醇
m/m，%
0.36

数量
104t/a
21.5
2.5
3.2.2、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
0.28
0.2 –0.6
114
0.092
2
正丁烷
10.04
9.1- --11.5
3940
3.152
3
异丁烷
8.28
0 -- 10
350
0.28
4
异辛烷
80.5
60 -- 95
25325
20.26

合 计

29729
23.784

3.2.2.1、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，℃ ≤
205
碘值，gI2/100g ≤
8
实际胶质，mg/100mL ≤
4.0
铜片腐蚀（50℃，3h），级 ≤
1
水溶性酸或碱
无
颜色
水白
机械杂质及水分
无
密度（20℃），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：①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；②不含烯烃、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；③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。④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
4.2.1、工艺流程概述
4.2.1.1 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：
乙烯和异丁烷在无水氯化铝催化剂存在下，反应生成RON为103.5的2，3-二甲基丁烷，收率为92%。

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2，3，3-三甲基戊烷（RON100～106)。

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。

实际上，除上述一次反应产物外，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13℃，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32℃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％NaOH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下：
尾气吸收排放

低浓度硫酸
干吸
转化
净化
成品酸
裂解

稀酸

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400℃以上的空气充分燃烧产生高温，使得低浓度硫酸在高达1000~1100℃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1050℃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~400℃，余热锅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400℃，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40℃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93%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180℃，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156℃，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~430℃，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180℃，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，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℃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。
4.2.2、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，oC
3~14
出口温度，oC
-8~3
4.3、主要设备选择
4.3-1 烷基化装置主要设备及形式
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

2
T-1702
脱轻塔
1
立式

3
T-1703
脱异丁烷塔
1
立式

4
T-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

6
D-1703
脱氢塔顶回流罐
1
卧式

7
D-1710
过滤器
1
立式

8
D-1711
聚结器
1
立式

9
D-1712A/B/C
硫酸沉降罐
3
卧式

10
D-1713
吸入闪蒸罐
2
卧式

11
D-1714
冷剂缓冲罐
1
卧式

12
D-1715
压缩机入口分液罐
1
立式

13
D-1716
冷剂碱洗罐
1
卧式

14
D-1717
反应产物沉降罐
1
卧式

15
D-1718
反应产物碱洗罐
1
卧式

16
D-1719
反应产物水洗罐
1
卧式

17
D-1721
脱异丁烷塔回流罐
1
卧式

18
D-1722
脱正丁烷塔回流罐
1
卧式

19
D-1726
废液体酸罐
1
立式

20
D-1727A/B
碱液储罐
2
立式

21
D-1728
酸性气分液罐
1
卧式

22
D-1729
酸性气碱洗罐
1
立式

23
D-1730
放空气分液罐
1
卧式

24
D-1732
凝液收集罐
1
立式

25
D-1733A/B
软化水罐
2
立式

26
换热器
E-1705A/B
碳四换热器
2
卧式

27
E-1706
碳四原料加热器
1
卧式

28
E-1707
脱氢塔底重沸器
1
卧式

29
E-1708
脱氢塔顶冷凝器
1

空冷器
30
E-1709
精致碳四冷却器
1
卧式

31
E-1711A
反应产物-原料换热器
1
卧式

32
E-1711B/C
反应产物-原料换热器
1
卧式

33
E-1713
循环碱加热器
1
卧式

34
E-1714
精制产物-汽油换热器
1
卧式

35
E-1715
汽油换热器
1
卧式

36
E-1716A/B/C/D
脱异丁烷塔顶冷凝器
4

空冷器
37
E-1717
脱异丁烷塔底重沸器
1
卧式

38
E-1718
脱正丁烷塔顶冷凝器
1

空冷器
39
E-1719
脱正丁烷塔底重沸器
1
卧式

40
E-1720
循环异丁烷冷却器
1
卧式

41
E-1721
汽油冷却器
1
卧式

42
机泵
P-1701A/B
萃取水泵
2

43
P-1703A/B
碳四原料泵
2

44
P-1704A/B
脱氢塔回流泵
2

45
P-1711
碱液补充泵
1

46
P-1712A/B
反应产物泵
2

47
P-1713A/B
冷剂循环泵
2

48
P-1714A/B
外甩冷剂泵
2

49
P-1715A/B
冷剂碱洗循环泵
2

50
P-1716A/B
油品碱洗循环碱泵
2

51
P-1717A/B
油品水洗循环泵
2

52
P-1718A/B
脱异丁烷塔回流泵
2

53
P-1719A/B
脱正丁烷塔回流泵
2

54
P-1720
停工退油泵
1

55
P-1721A/B
废酸泵
2

56
P-1722A/B
配碱泵
2

57
P-1723A/B
软化水泵
2

58
P-1724
中和池液下泵
1

59
P-1725
卸碱泵
1

60
P-1726
酸性气碱洗泵
1

61
P-1727
事故状态油酸泵
1

62
P-201A/B
硫酸进料泵
2

63
P-202
硫酸装车泵
1

64
P-203
硫酸卸车泵
1

65
C-1701A/B/C
制冷压缩机
3

4.3-2 2.0万吨 /年废酸处理装置主要设备及形式
序号
设备类别
设备位号
设备名称
数量
备注
1
塔
T-301/302/303
干吸塔
3

2
T-304
动力波尾气吸收塔
1

3
泵
P-101A/B
卧式浓硫酸泵
2

4
P-301/302/303
干吸循环槽酸泵
4
三用一备
5
P-304
地下槽酸泵
2
一用一备
6
P-305A/B
尾吸循环泵
2
一用一备
7
P-306
碱液泵
2
一用一备
8
换热器
E-101A
空气预热器A
1

9
E-102B
空气预热器B
1

10
E-301
干燥酸管壳式换热器
1

11
E-302
一吸酸管壳式换热器
1

12
E-303
二吸酸管壳式换热器
1

13
E-401
第Ⅰ换热器
1

14
E-402
第Ⅱ换热器
1

15
E-403
第Ⅲ换热器
1

16
E-404
第Ⅳ换热器
1

17
E-405A/B
第Ⅴ换热器
2

18
容器
V-301/302/303
循环槽
3

19
V-304
地下槽
1

20
V-305
碱液槽
1

21
风机
C-101A/B
空气风机
2

22
C-401A/B
主鼓风机
2

23
炉子
F-101
裂解炉
1

24
X-101
余热锅炉
1

25
F-401
一段电炉
1

26
F-402
二段电炉
1

27
其它设备
M-101A/B
主天然气燃烧器
2

28
M-103A/B
副天然气燃烧器
2

29
M-102A/B
废酸喷枪
2

30
H-101
电动葫芦
1

31
H-301
电动葫芦
1

32
L-402
电动葫芦
1

33
X-401
转化器
1

4.4、公用工程消耗
4.4.1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/h
0.5
15
否

2
循环水
T/h
150

是

3
1.0MPa蒸汽
t/h
23

是

4
电（压缩机用电）
kWh
4300
（3000）

是
压缩机为估算值
5
氮气
Nm3/h

80
否

6
仪表风
Nm3/h
200

是

表4.4-2 2.0万吨/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
t
2

是

2
循环水
t
400

是

3
电
kWh
300

是

4
氮气
Nm3/h

否

5
仪表风
Nm3/h
50

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，新上部分公用工程。
4.5、工艺装置“三废”排放
4.5.1、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
(m3/h)
有害物浓度（wt%）
排放方式
排放
去向

备注
1
含油污水
20万吨/年异辛烷装置
1.5
300ppm（烃类）
间断
去原厂区

2
碱性污水
20万吨/年异辛烷装置
1
10%（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厂火炬气管网系统，装置废气排放情况见表4.5-2。
表4.5-2 废气排放表
序号
名称
排放点
排放量（t/h）
有害物/浓度（wt%）
排放方式
排放去向
备注
1
不凝气
20万吨/年异辛烷装置
平衡量

管道
火炬
正常状态

废酸处理装置，废气排放量6000Nm3/h，硫含量达标，满足环保要求可直接排放。
4.5.3、废渣排放详表
本项目在生产过程中不产生废渣。
４.6、工艺技术及设备风险分析
本项目建议书推荐的硫酸法烷基化工艺技术成熟可靠，国内已有多套投产装置，风险较小。
关键工艺设备如：反应器、压缩机组、分馏塔等静止和转动设备均为常规设备，制造和使用技术成熟，没有制造、运输和使用风险。
５、辅助材料
本项目主要辅助材料有：98%浓硫酸、氢氧化钠溶液。
6、组织机构、人力配置和项目实施计划
6.1、组织机构
新建工程实施后，山东**化工有限公司生产组织机构如下：
副总经理负责所有生产管理事务，总工程师负责所有生产技术管理和技术培训。
新建装置和辅助设施按国家规定的作息制度，实行四班三倒，车间设车间主任2人。
人员面向社会招聘，实行岗前培训。
6.2、新建装置人力配置
新建油品质量升级项目定员30人，其中管理人员（含技术管理）4人。
6.3、项目实施计划
1）可行性研究报告编制、审查及修改：2016.3～2016.3 。
2）详细施工图设计（包括初步设计5个专篇的编制）：2016.3～2016.05 。
3）大型订购设备采购、大型非标设备委托加工制造：2016.3～2016.6 。
4）项目施工建设：2016.5～2016.8。
5）试车验收阶段：2016.9～2016.9。

7、投资估算和资金筹措
7.1、 建设投资估算
表 7.1-1投资估算表
序号
单元号
工程项目或费用名称
设 备
购 置 费
主 要
材 料 费
安 装 费
建 筑
工 程 费
其 它
合 计

建设投资
3345
1378
758
569
178
6218
一

固定资产费用

3345
1378
758
569
178
6218
（一）

工程费用

3345
1378
758
569

6040
1

工艺装置

3345
1378
758
569

6040
1.1

烷基化装置

2461
1164
616
449

4690
1.1.1

总图竖向

123

123
1.1.2

建构筑物

123
45
326

494
1.1.3

静置设备

1365

175

1840
1.1.4

机械设备

680

88