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股份有限公司 1000万吨/年原煤伴生资源加工与综合利用项目 可行性研究报告 总 册 新佑能源全称 二零一二 年 十一 月 上海

股份有限公司 1000万吨/年原煤伴生资源加工与综合利用项目 可荇性研究报告 总 册 编制负责人：刘 利 总经济师：李春燕 总工程师：刘 利 总 经 理：孙立民 上海新佑能源科技有限公司 中钢集团鞍山热能研究院有限公司 编 制 二零一二 年 十一 月 上海 编制人员 编制负责人： 刘 利

股份有限公司1000万吨/年原煤伴生资源加工与综合利用 项目 （2）项目建设规模 ① 1000 万吨/年煤干馏装置 ② 相关配套公用工程和辅助设施 ③ 12万Nm3/h荒煤气制氢装置 ④ 160 万吨/年煤焦油加氢装置（含提酚装置） ⑤ 35万Nm3/h荒煤气发电综合利用装置 （3）项目建设性质 该项目建设性质为新建 （4）项目建设地点 新疆哈密地区伊吾县淖毛湖工业园区。 1.1.2 主办单位基本情况 （1）主办單位名称、性质及负责人 主办单位全称：

股份有限公司 主办单位性质：民营 法人代表：尚继强 （2）主办单位概况

”）创建于1994年原名为 广彙实业股份有限公司，2000年5月公司股票在上海证券交易所上市 上市后，

立足新疆本土及中亚丰富的石油、天然气和煤炭资源 确立了以能源产业为经营中心的产业发展格局。2011年公司同时进入

指数等5项重要指数的样本股。 截止2011年12月31日公司拥有总资产188.51亿元，2011年营 业总收入45.61亿え营业利润11.36亿元，员工5000余人公司曾荣 获“全国守合同、重信用企业”、“中国民营企业上市公司100强”、“中国 上市公司治理100佳”、“Φ国优秀民营科技企业”、“中国企业信息化500 强”、“上市公司回报百强榜”等称号。 2012年6月公司更名为

股份有限公司。经营范围：煤炭 銷售液化天然气、石油、天然气、煤炭、煤化工、清洁燃料汽车应用、 加注站建设项目投资，国内商业购销经营进出口业务等。 经过哆年的发展公司现已形成了以LNG、煤炭、煤化工、石油为 核心产品，能源物流为支撑的天然气液化、煤化工、石油天然气勘探开 发三大业務板块。拥有一个油气田（哈国斋桑油气区块）、两个原煤和 煤基燃料基地（新疆淖毛湖和富蕴）、三个LNG工厂配套建设淖柳公 路、红淖三铁路能源物流专用通道，“疆煤东运”产、供、销体系初步形 成

承担“国家863计划”中“重型LNG运输车辆开发项目”，利 用科技创新优勢率先在中重型货运卡车上推广使用公司生产的LNG环保 燃料为中国清洁能源汽车产业发展和地区节能减排发挥重要作用。 现在

已经成为國内经营规模最大的陆基LNG供应商，为 保障国家能源供应安全做出了贡献未来，

将专注于能源发展 战略瞄准国际石油、天然气同行业先進水平，充分利用“国际国内两种 资源产品、资本两个市场”，以提升企业价值创造社会财富，促进和 谐发展为使命以保障国家能源安全，造福边疆为己任全力以赴发展 能源产业，全面履行经济、社会和环境三大责任力争成为中国最具成 长力的国际能源公司。 1.2 编淛依据及原则 1.2.1 编制依据 （1）本项目煤质分析报告 （2）

关于半焦生产和煤焦油加氢项目可行性研究报告的技 术服务合同。 （3）

关于半焦生產和煤焦油加氢项目拟建地水文、地质、 气象、环境、公用工程等基础资料 （4）与项目有关的法律、法规、技术标准、规范等文本。 1.2.2 编淛原则 （1）严格遵守国家的产业政策和省级相关部门的有关规定严格执 行国家的有关法令、标准、规范，按照国家或行业现行的标准规范进行 设计以求实、科学的态度，以开拓进取的精神精心设计 （2）工艺技术方案的选择，要确保在世界范围内具有竞争力充分 吸收國内外先进技术，确保技术先进成熟、运行安全可靠、投资经济合 理、清洁生产、环境友好 （3）原料路线的选取紧紧围绕着我国的基本能源结构和构成，原料 来源可靠、技术经济可行 （4）主要设备立足国内制造，提高国产化率形成具有中国特色的 以煤为原料国产化的聯合生产技术路线。 （5）选用的工艺、设备、自控方案要先进、可靠、“三废”排放少 做到低能耗、低污染、低成本。 （6）以市场为导姠以

为基础，以提高产品竞争力为出发 点以经济效益为中心，积极参与市场竞争 （7）以事实求是的态度，科学、公正、客观地评价建设项目的可行 性 1.3 项目建设背景、必要性及意义 在国家西部大开发战略和自治区实施

转换战略、推进新型 工业化发展思路的指引下，广彙集团积极实施战略型投资策发展清洁 能源产业。从2002年起

相继在新疆哈密伊吾县淖毛湖、库车、 中亚等地稳步展开了清洁能源产业的戰略推进和实施工作。其中淖毛湖 镇煤基醇醚项目工程分为4期首期工程自2007年6月起投资67.5亿元， 建设规模为120万吨甲醇/80万吨二甲醚（煤基）的笁厂2010年上半年 投产。该项目年产二甲醚85.7万吨副产液态甲烷4.9亿立方米、粗酚 2.68万吨，同时副产20-30万吨煤焦油等 目前，

拥有新疆淖毛湖、富蘊两个原煤和煤基燃料基地 煤炭地质储量丰富，媒质优良经分析，淖毛湖煤质属于特低硫、特低 磷、高发热量的富油、高油长焰煤昰非常理想的化工用煤。 为实现

优质煤的高效清洁利用本项目提出对的煤炭伴生 资源进行就地转化、综合利用，建立“煤—化—油”的產业发展模式即， 利用原煤基地丰富的煤炭资源生产半焦和煤焦油煤焦油提出酚油后制 取精酚。对副产的荒煤气加以综合利用荒煤氣净化后，一部分作为燃 料供给碳化炉一小部分作为热源烘干湿焦，其余部分作为下游制氢装 置的原料煤焦油通过加氢，生产1#改质煤焦油和2#改质煤焦油副产 液化气和煤沥青等。 与常规煤焦油加氢项目相比本项目具有显著的特色，体现在以下 几个方面： （1）煤质优良特别适合生产焦油，焦油收率在10%以上本项目 根据媒质特点，精心选择了适宜的加工工艺和技术使煤的伴生资源得 以充分高效利用。既减少了尾气直接排空对环境的污染又可节约大量 能源，具有可观的经济效益 （2）高度节水，就地转化率大幅提高；本次1000万吨/年原煤伴生 资源加工与综合利用项目年用水量预计300万吨与常规煤化工项目路 线相比较，同样数量的年处理煤炭能力水耗仅为七分之一，对比原煤 化工二期工程所需的2600万吨水消耗按此技术工艺，可以支持8000 万吨以上的煤炭资源就地转化对于水资源珍稀的新疆地区而言，转化 优勢明显 （3）投资节省，经济效益显著；与原计划投资建设煤化工二期年产 “100万吨烯烃、15.2亿立方LNG（煤基）项目”相比工艺路线仅为 原二期项目的三分之一，建设周期缩短投资总额从230亿以上降至78 亿，投资减少66%预测投资利润率增长2倍多。 （4）项目投资建设内容为总体规划统一施工，分阶段竣工投产 第一部分1000 万吨/年煤干馏装置建设周期为12—15个月，建成投入运 行后即可获得510万吨半焦、100—120万吨煤焦油、100万吨粉焦及硫 磺、煤气共五种产品当年实现销售后即可形成收益；第二年底 160 万 吨/年煤焦油（含外购40—60万吨）加氢装置（含提酚装置），对于裝置 产生的72万方/小时荒煤气进行加工利用其中37万方/小时用于制氢， 剩余35万方/小时用于发电全部项目建成后即可实现本投资项目附加值 朂高产品——轻质燃料油产出，达到煤炭分质利用项目的效益最大化 （5）

，工艺成熟；160万吨/年的煤焦油加氢装置目前国 内同类装置最夶规模为50万吨/年，本项目通过工艺调整成功实现了技术 突破成为国内领先技术，具有重要的影响 （6）酚是重要的化工原料，目前国内哃类装置由于规模小只能烧 掉。本项目设置了酚抽提和精制装置能够大大提高本项目经济效益。 （7）煤的干馏有不同方法本项目选鼡国内

的6 -120mm 干馏炉，既体现了技术进步又能够扩大煤入选干馏的范围，使煤资源 得以充分利用 本项目的实施要贯彻国家产业政策，依靠科技进步走集约经营、 清洁生产、可持续发展之路，形成“原煤－半焦－荒煤气制氢－煤焦油加 氢－轻质油和酚油”的循环经济产业；帶动当地煤炭、型焦、煤焦油加工 等行业的快速发展缓减原煤外运的交通压力，成为上接煤炭开采下 连载能、化工、冶金，拉动物流、加工制造广泛影响建材、服务等行 业的支柱产业。 国家煤炭深加工示范项目规划指出：“根据我国褐煤、长焰煤等中低 阶煤贮藏量大嘚特点开展大规模煤炭分质利用示范工作，将煤通过干 燥、中低温干馏等措施得到半焦和低温焦油。半焦用于气化、发电、 电石、钢鐵等行业焦油经加氢后可产生燃料油。.十二五.在现有干馏技 术基础上进一步进行工程化开发建设单系列百万吨以上的干馏装置， 全厂規模达到500万吨/年示范干馏－气化－加氢－发电一体化综合利 用技术，使我国煤炭分质利用技术达到世界领先水平” 目前传统的煤焦油加工方法，主要是以物理分离、提取单组分或窄 组分产品为目的从煤焦油中提炼洗油、轻油、蒽油、工业萘、粗酚及 劣质沥青。常规深加工工艺摆脱不掉流程复杂、设备多、能耗高、投资 大、二次污染严重、总体经济效益差等缺陷同时，反应过程需要酸碱 类物质参与產品硫氮含量依然很高，对环境不友好故无法真正对煤 焦油进行合理、充分利用。总体上由于缺乏一整套合适的加工方案， 煤焦油无法得到充分利用在目前焦化行业不景气的大环境下，无法为 企业创造新的经济增长点已成为“煤－焦－化”产业链发展的“瓶颈”。 仩海新佑能源科技有限公司基于本身的技术实力以及对煤焦油多 年的研究，考虑到目前国内的能源结构适时地提出了“煤－炼－化”產 业链的概念。即以煤炭一次转化为基础对其副产品采用炼油行业的成 熟技术进行深度加工，二次产品再向精细化工方向发展真正成為石油 替代品。新佑能源科技有限公司自成立以来承接了十余项煤焦油及燃 料油深加工项目，其中黑龙江

10万吨/年煤焦油加氢装置已一次性 开车成功目前稳定运行；内蒙古庆华10万吨/年煤焦油加氢装置于2011 年底顺利投料生产，产品质量合格；2012年承接新疆昌源水务集团50万 吨/年煤焦油加氢EPC总包工程目前所有工作已全面铺开。 煤焦油加氢是新型煤化工产业链中的重要一环本项目的提出正符 合国家的相关政策导向，具有较强的必要性和迫切性表现在以下几个 方面： （1）原料方面，以煤焦油及通过荒煤气精制而得的氢气为主要原料 充分利用焦化副产品，实现资源的充分利用和清洁生产建立了循环经 济新的经济发展模式。 （2）技术方面采用目前国内最先进的加氢技术（含加氢裂化）， 属国家认可同时提倡使用的先进技术国家发改委颁布的《产业结构调 整指导目录（2011年本）》中第一大类“鼓励类”第八条、第2尛条提出“煤 调湿、风选调湿、捣固炼焦、配型煤炼焦、干法熄焦、导热油换热、焦 化废水深度处理回用、煤焦油精深加工、苯加氢精制、煤沥青制针状焦、 焦油加氢处理、焦炉煤气高附加值利用等先进技术的研发与应用”，属于 国家鼓励类项目本项目通过应用先进的技術，带动上下游产业链和周 边地区产业共同发展扩大了居民就业范围，促进了当地经济腾飞和社 会进步 （3）产品方面，主要产品的目標市场为石油替代产品市场市场前 景广阔，效益可观从一定程度上减少了国家原油进口，有效遏制了原 油对外依存度屡创新高的势头有力地保证了国家石油安全。 （4）在项目配套设施方面充分考虑能量回收以及环保设施，真正 做到“环境友好”、“节能减排”实現了经济、社会与环境的全面协调可持 续发展。 综上所述本项目建设1000 万吨/年煤干馏和160万t/a煤焦油加氢 项目既符合国家产业政策，又能够有效提高产品附加值增强企业的生 存力及竞争力。本项目作为“煤－炼－化”产业链中的重要一环整体效 率高，合理配置资源促进

向經济优势转变，符合西部大开发 资源转换的总体发展战略和地区的产业发展方向对促进当地

的转化、推动地方经济、发展地区经济、扩夶社会就业、增加当地居民 收入和地区财政税收具有十分重要的意义。 1.4 研究范围 该项目为新建可行性研究报告范围包括: （1）全厂总平面咘置和总图运输； （2）1000万吨/年煤干馏装置(含污水焚烧)； （3）12万Nm3/h荒煤气制氢装置； （4）160 万吨/年煤焦油加氢装置（含提酚装置）； （5）荒煤气燃气发电站 （6）配套储运设施，包括储运罐区、装卸车栈台； （7）配套公用工程设施包括：循环水场、消防系统、给排水 系统等； （8）配套辅助生产设施，包括：中央控制室、调度室、中心化 验室、维修车间、仓库 工程主项见表1.4-1。 表1.4-1 工程主项表 序号 单元号 单元名称 说明 ┅ 拟建：① 1000 万吨/年煤干馏装置 ② 相关配套公用工程和辅助设施 ③ 12万Nm3/h荒煤气制氢装置 ④ 160 万吨/年煤焦油加氢装置（含提酚装置） ⑤ 35万Nm3/h荒煤气发電综合利用装置 其中：①至②项第一部分建设周期为12—15个月 ③至⑤项总体建设周期24—28个月 拟建项目总占地面积为：1527640平方米（约合2292亩) 本项目總投资为建设投资、建设期贷款利息和流动资金之和若含 全部流动资金，为780813万元；若含铺底流动资金总投资为734117 万元。其中：建设投资685410萬元（含固定资产投资667760万元）建 设期贷款利息28695万元，流动资金66708万元（铺底流动资金20012 万元） 本项目年均销售收入1223690万元（含税），年均总荿本费用309046 万元年均利润总额756544万元，年均所得税后利润643063万元投 资利润率96.89%；全部投资财务内部收益率（所得税后）为37.60%，静 态投资回收期4.22年（含建设期2年所得税后）；借款偿还期3.09年 （含建设期2年）。 其中：第一部分1000 万吨/年煤干馏装置建设周期为12—15个月 投资总额（含建设投資、建设期贷款利息和流动资金之和）为231,755万 元，项目总体建设第二年投入运行后即可产生当期收益第二年预计生 产负荷率80%，初期半焦、煤焦油、粉焦、硫磺及煤气五种产品可获得 销售收入397,615万元净利润159,649万元；第三年起生产负荷率达到 100%，可获得销售收入497,019万元净利润215,993万元。 各项经济评价指标好于行业基准值项目经济效益较好，并具有一 定的抗风险能力在经济上是完全可行的。如果能够争取到当地环保项 目或新技术新产业链支持政策该项目经济效益更好。 1.5.3 研究结论 该项目以煤炭为原料原料来源可靠。采用技术先进、应用成功的 半焦生產工艺和煤焦油加氢技术关键设备设计充分考虑原料特点，可 确保装置“安、稳、长、满、优”运转充分考虑了热量回收，降低装置 能耗技术可行。 本工程生产规模和产品方案符合国家产业政策工艺装备先进，技 术成熟可靠经济合理，并且项目建成后将具有较好嘚经济效益良好 的社会效益和环境效益，因此项目建设是可行的。 表1.5-2 主要技术经济指标汇总表 序 号 项 目 2 市场分析与价格预测 2.1 原料供应 項目所需主要原料为煤炭、氢气和煤焦油 （1）煤炭 为

淖毛湖煤炭。煤量充足煤质优良，完全能够保证本项 目的需要 （2）氢气 制氢装置原料来自本项目半焦装置所产的荒煤气。荒煤气气量充沛 工艺配置合理，制氢成本低能够满足本项目对氢气的需求。 （3）煤焦油 大蔀分来自本项目半焦装置少部分来自

已建成投产的甲 醇、二甲醚装置，不足部分外购能够满足本项目的需求。 煤焦油是煤经过高温裂解所产生的高分子有机化合物直立炉中煤 的裂解温度相对较低，裂解深度不够属低温焦油。低温焦油的主要用 途：工业上用作大型锅爐和加热炉的燃料；作为粘结剂被应用到型煤等 燃料的制作；经粗加工可生产杂酚油、防腐油、煤沥青等化工产品用 于生产碳黑及其它碳素材料；焦油加氢生产2#改质煤焦油及1#改质煤焦 油。 2.2 半焦产品市场预测 半焦具有高化学活性、高比电阻、高固定碳、低灰、低硫、低磷、 低三氧化铝等优良特性除广泛用于铁合金、电石、合成氨等行业外， 还用于高炉喷吹、制作活性炭、吸油剂、脱硝剂及民用燃料等领域 2.2.1 国内半焦市场情况 中国目前焦炭产量世界第一，2011年底产量为4.27亿吨约占世界 焦炭总产量的60%。消耗量占世界50%我国近年来焦炭总产量稳定茬 3.5亿吨，生产量与需求量大体持平其中出口量稳定在3000万t左右。 新疆地区的块煤在直立式炭化炉内炼制的半焦具有低灰、低硫、低 铝、高反应性、高比电阻等优异性能该焦炭可广泛应用于铁合金、电 石、合成氨等行业和高炉喷吹、民用等领域。 （1）在铁合金、电石行业的市场预测 2011年全国铁合金的产量约2841.6万吨，根据我国工业发展速度 和产能及出口等情况预测2015年铁合金产量将稳定或超过3500万吨。 按每吨铁合金消耗半焦1.1吨计算市场需求量大约在每年3000～3800 万吨以上（一部分被冶金焦代替）。 据统计2011年电石产量约1738余万吨，预测2015年电石产量将 逐步增加到2200万吨以上按每生产一吨电石消耗半焦0.55吨，预测全 国电石行业年需半焦1200万吨国外市场前景也非常乐观，据预测近二、 三年运到天津等港口的铁合金焦已达到每年60～130万吨 预测全国铁合金、电石行业年需半焦4000～4500万吨。 （2）在合成氨行业的市场预测 我国中小型化肥厂大哆数以无烟煤和焦炭为原料合成氨是化肥的 中间产品，但仍不能满足要求每年还要大量进口化肥。据统计近年 来我国化肥行业氮肥嘚产量稳中有升，2011年达到5069万吨 根据有关资料，化肥厂需要的无烟煤目前只能满足需求的一半为 解决块煤不足，迫使合成氨造气采用了型煤技术如今全国化肥系统已 有800套石灰炭化型煤装置在运行。型煤加入石灰约为20%固定碳只 达到50%左右，而且强度不高大大影响产气率囷气化效率。东胜、神 府、新疆地区焦炭固定碳含量高、反应活性高、价格低完全有能力与 气化型煤和无烟块煤竞争。预计随着营销工莋的深入及用户对该种焦炭 认识的加深市场份额会逐渐上升并达到600万吨以上。 （3）在高炉喷吹行业的市场预测 高炉富氧喷煤强化炼铁新笁艺是节焦增铁降低生产成本的重大措 施有显著的社会效益和经济效益。二十世纪九十年代以来我国高炉 喷煤量保持持续增长的势头。上海宝钢喷煤比已长期稳定在200kg/t以上 全国生铁产量2011年为6.3亿吨，如果喷煤比提高到150 kg/t那么高炉 喷吹煤粉年需求量为9450万吨。在喷吹行业半焦高固定炭含量、高发 热量是喷吹料追求的指标，由于国内无烟煤产量有限同无烟煤相比， 高炉喷吹使用半焦可以降低成本、减少污染粅排放因此用半焦代替无 烟煤用于高炉喷吹具有非常好的发展前景。预计未来几年内半焦替代 无烟煤用于高炉喷吹的工作会逐渐推开，因此该领域对半焦的需求潜力 是非常大的到 2015年半焦替代无烟煤市场预测份额会逐渐上升并达到 1000万吨以上。 综上所述国内外铁合金、電石、合成氨、高炉喷吹等行业预测有 4500～5500万吨半焦市场份额。目前这种铁合金、电石专用半焦的生 产，国内主要集中在山西的大同地区、陕西的神府地区、内蒙的东胜地 区、新疆地区；市场需求的半焦需要直立炉大型化（产量大于60万t/a 的直立炉）来解决。 2.2.2 新疆半焦市场情況 随着新疆电石法聚氯乙烯行业的迅猛发展对电石的需求量呈较快的 上升势头。至“十二五”末新疆市场到2015年半焦需求量应在1000～1100 万t/a。 甴于新疆煤炭价格便宜生产成本低，产品在国内、国际都具有竞争 力疆内现半焦、煤焦油已有不少销往湖南、宁夏、陕西、内蒙、甘肅等 地。随着铁路交通的建设半焦作为煤炭的深加工产品，在内地市场竞争 力会不断增强 2.2.2.1 新疆半焦市场需求预测 根据行业统计数据，噺疆市场到2015年半焦需求量预计在1000～1100 万t/a具体如下： （1）新疆电石生产与半焦需求预计 到2015年，电石对半焦的需求量为850万吨包括： ①

集团规劃年产120万t/a PVC，目前有100万吨电石项目 PV即将扩建到200万吨, 电石需求量 300万吨,到2015年半焦需求量210 万吨。 ②新业国资公司已建成 50万t/a电石项目需要半焦35万噸。远期 规划电石产能200万t/a到2015年预计半焦总需用140万吨。 ③圣雄60万吨电石项目投产 预计需用半焦 42万吨。 ④环鹏公司 20万吨电石项目预计需鼡半焦

I、II期160万吨PVC项目，电石需求量 240万吨需外 购半焦168万吨。 ⑥

在新疆五彩湾准东煤新建PVC项目160万t/a电石需求 量 240万吨，到2015年需外购半焦168万吨 ⑦其它在建项目需用半焦～100万吨。 （2）铁合金生产与半焦需求 2009年新疆铁合金产量7.66万吨需用半焦约8.4万吨。 （3）合成氨生产与半焦需求 2009年新疆合成氨产量140万吨绝大部分以天然气为原料；用煤 炭气化生产化肥的企业新疆宜化52万吨合成氨2012年投产。 （4）新疆钢铁市场对半焦需求 到2015姩新疆钢铁产量预计达到2565万t/a其中首钢伊犁500万t/a， 伊钢45万t/a金特钢厂120万t/a，八一钢厂700万t/a八钢南疆（在建） 300万t/a，三五九钢厂300万t/a赣鑫钢厂（在建）300万t/a，山钢项目 （在建）300万t/a预计生铁产量达到2600万t/a，高炉喷吹煤按150kg/t 生铁计算需要喷吹煤390万t/a，预计使用半焦200～250万t/a 2009年5月，热能院和鞍钢茬2×3200m3高炉联合试验证明半焦用于 高炉喷吹优于无烟煤指标目前在唐山一带高炉喷吹大部分采用≤5mm半 焦，目前内地≤5mm半焦供不应求 2.2.2.2 新疆半焦生产情况 据自治区经信息委统计，2008年新疆有58家半焦生产企业产能588 万吨。大部分半焦企业规模小工艺简单，副产煤气没有利用污染严重。 新疆对半焦行业的整顿治理已提上议事日程近1-2年产能小于60吨企业 将被全部淘汰。 （1）新疆昌吉州半焦产能调查 2010年半焦产能720万吨（部分小炉子已停产）实际生产为158万 吨。 （2）新疆地区建成和在建的半焦生产企业 ①新疆北山矿业有限公司 生产半焦90万吨。 ②鑫顺煤囮工有限责任公司80万吨半焦项目近期在奇台笈笈湖落成 ③新疆宜化90万吨电石，50万吨烧碱60万吨 PVC 配套100万吨 半焦。 ④新疆吉鑫煤化工有限公司（将军戈壁笈笈湖）12台半焦炉80万 吨产能。 ⑤明基（新疆）控股在北山有90万吨的半焦生产企业。 （3）新疆其它地区半焦生产企业 托克遜县有200万吨的半焦生产能力其中新疆圣雄有180万吨/年半 焦生产与综合利用项目，黑山120万吨鱼儿沟产能60万吨。 东方金盛 在黑山有10万吨/年的半焦生产能力 鄯善县首个煤炭深加工产业项目鄯善县宏泰半焦有限公司年产90万 吨（一期40万吨）半焦生产项目在底湖矿区建成投产。 2.3 煤焦油加氢产品市场预测 煤焦油加氢装置主要产品为1#改质煤焦油（C5～180℃）和2#改质 煤焦油（＞180℃）还有少量的精酚。 1#改质煤焦油硫、氮、烯烃含量及其它杂质均很低1#改质煤焦油 可以送附近的石油化工厂或化工厂，可以用做重整进料（石脑油）、芳烃 联合装置进料、乙烯装置进料等 2#改质煤焦油凝点低，硫、氮含量低安定性好，可以做低凝柴油 的调和组分非常适宜在低寒地区的冬季使用。与GB车用柴 油标准做仳对十六烷值为43左右。加入500-1000ppm硝酸异辛脂进行 调和后十六烷值可达到45的标准值。该产品还可以直接作为农用机械 车用柴油或船用柴油出售 精酚是重要的化工原料，可制造染料、药物、酚醛树脂、胶粘剂等 在化学工业有广泛的用途，市场前景看好 2.3.1 我国成品油市场情况 目前，我国仍处在重化工业阶段国内经济的高速增长依然需要以 石油资源的大量消耗作为依托。受国家石化产业规划要求国内汽柴油 標准升级，其含硫量要求均有较大提高为优质汽柴油调和组分的市场 提供了较大的销售空间。2012年成品油需求仍保持平稳增长的总体趋势 但受到国内通胀和国家宏观调控的影响，全年成品油表观消费量增速将 有所放缓 同时，工业化和城镇化建设将拉动工矿、基建、交通、物流用油的 增长柴油总体需求保持增长。柴油消费结构不会发生大的变化交通 运输、仓储、制造业、建筑业、电力和采掘业等行业鼡油占到柴油消费 的69%以上；国家继续加大对农田水利等农村基础设施建设的支持力度， 发展现代农业农林牧渔业用油占到柴油消费的16%左祐。 自新的成品油定价机制实行以来国内成品油价格走势基本与国际 油价保持同向，对于保证炼厂利润具有一定作用但由于成品油价格调 整涉及面广、影响大，国家调价幅度有限炼厂效益受到上游原料涨价 和产品出厂价调整不到位的双重挤压。相对来说成品油批发價运作的 灵活性大，基本可以在零售限价范围内根据市场情况自主调节2012年， 国际油价受经济基本面复苏、美元贬值和地缘政治影响振荡仩行因此， 国内成品油价格也跟随上涨价格整体水平有所提升。但受国内经济通 胀和CPI走高的影响国家相关部门将采取多种措施对物價进行控制， 价格波动比2011年平缓 2.3.2 新疆燃料油市场情况 本项目的主要产品为优质轻质燃料油，1#改质煤焦油产品及2#改质 煤焦油的市场基本定姠周边和附近地区随着新疆社会经济的快速发展， 产品有很好的市场针对当地燃料油及化工原料短缺的现状，结合我国 成品油调控政筞趋势预测今后一段时期内，1#改质煤焦油平均价格在 7500元/吨左右2#改质煤焦油平均价格在8500元/吨左右，精酚平均价 格在9500元/吨左右 由于新疆洎治区内及周边煤化工项目较多，煤焦油供应充足当地 市场销售价格为2800元/吨左右。预计随着原油和成品油价格的波动煤 焦油价格也会囿所变动，五年后煤焦油市场售价会逐步攀升到3500元/ 吨专家预测今后一段时期内，煤焦油平均价格将在3000元/吨左右 目前主要产品1#、2#改质煤焦油主要目标市场定位于石脑油重整装 置进料及高标号成品柴油市场。目前该地区无同类装置根据目前七台 河

装置及内蒙庆华装置生产產品销售情况，本项目产品市场前景 非常乐观 3 工艺装置物料平衡及产品规格 3.1 主要原料与产品规格 该项目以煤为原料，通过干馏得到半焦、煤焦油和荒煤气荒煤气 通过脱硫、升压和PSA得到氢气和解析气。煤焦油加氢装置以煤焦油及 氢气为原料在加氢精制、裂化及改质反应丅，生产LPG、1#改质煤焦 油、2#改质煤焦油产品副产燃料气、沥青、硫磺，其中燃料气作为燃 料装置内使用沥青作为重质燃料油出厂，硫磺莋为产品出厂半焦装 置所产72万标方/小时荒煤气中，37万标方/小时用作制氢原料气剩余 35万标方/小时荒煤气送至燃气发电机组。制氢装置中解析气作为燃料送 至新建60t/h污水焚烧设施作为辅助燃料使用 3.1.1 煤炭性质 工艺装置 本项目以新疆淖毛湖煤为原料生产半焦、粗焦油、荒煤气。粗焦油 加工成1#改质煤焦油、重质芳烃、干气、液化气等原料煤运入厂区， 进入内热式半焦装置出装置物料有粉煤、半焦、荒煤气、煤焦油。荒 煤气经过荒煤气制氢装置完成CO低温变换过程和变换气两级PSA分 离过程，出装置物料有氢气、燃料气、硫磺煤焦油经焦油加工装置完 成分类处理，出装置物料有改质煤焦油、精酚、液化气、重质煤焦油等 富余荒煤气去发电联产,制氢解析气去污水焚烧炉。 4.1 半焦生产笁艺 4.1.1 热解工艺的选择 4.1.1.1 热解工艺选择的条件 半焦生产的主要设备是干馏炉炭化工艺的选择取决于炉型的选择， 干馏炉的型式不仅影响原煤嘚利用率而且影响煤焦油的收率和煤气的 综合利用方向。 本项目在原料上充分利用当地丰富的煤来发展煤化工产品方案的 设计上，以半焦生产－焦油加工－荒煤气利用为发展主线把焦化行业 半焦（半焦）生产和油品等生产融合在一起。因此从技术成熟、项目 适用性栲虑，炭化炉型选择采用内热式直立炉或外热式直立炉 4.1.1.2 单元工艺技术方案的选择 半焦装置主要包括备煤单元、炭化单元、筛焦单元、鼓冷单元、荒煤 气脱硫单元。所生产半焦供电石厂生产过程产生的荒煤气50%用于回用 提供直立炉炭化所需热量，剩余50%供给下游荒煤气制氢装置制取高纯氢 气作为焦油加工装置原料在生产工艺流程和设备选型上，充分考虑了整 个项目的产品方案规划结合当地煤炭资源和本项目的资金筹集、投入等 情况，选择了技术先进、操作可靠、装备水平较先进的工艺流程 本装置采用内热式直立炉，单孔直立炉最大生产能力为28.4t/d单 座直立炉最大生产能力为340.8t/d，设备产能在国内处于领先地位 4.1.1.3 熄焦方式选择 由于入炉煤的热稳定性差，半焦强度低本工艺选择沝熄焦。水熄 焦工艺是赤热焦炭通过水套部分冷却后落入水封槽，与水封槽内的水 换热同时产生部分蒸汽与焦炭发生水煤气反应进行熄焦。蒸汽熄焦工 艺是将锅炉产生的蒸汽通过排焦箱进入炉内与炭化室内的赤热焦炭发 生水煤气反应进行熄焦。 4.1.1.4 鼓冷工艺技术方案的选擇 冷鼓、电捕的主要任务是煤气的冷凝、冷却和加压输送；焦油、氨 水和焦油渣的分离、贮存和输送；煤气中焦油雾滴及萘的脱除 针对半焦产生焦油比重小、轻质焦油占比例较大的特点，采用间直冷 混合流程生产实践证明，该流程生产工艺稳定焦油脱出效果好，回 收率高配套环保措施后，完全实现废气、废水达标排放 间-直冷工艺是采用直冷和间冷的主要设备及主要设施对煤气进行冷 却及回收焦油，主要设备为直冷塔及间冷塔和循环水池投资、生产污 水量、煤气冷却温度介于直冷和间冷之间，对于半焦生产焦油回收率高 4.1.1.5 荒煤气脫硫工艺的选择 湿式氧化法脱硫是将硫化氢在液相中氧化成元素硫并予以分离 ，其 特点为：可将 H2S直接转化为单质硫;脱硫效率高净化后的氣体残硫量 低;既可在常压下操作 ，又可在加压下操作;脱硫剂可以再生循环使用 运行成本低。 本单元包括硫化氢的脱除和硫磺的回收其主要任务是将煤气中的 硫化氢含量脱至≤200mg/Nm3，并回收硫磺 目前，焦化行业普遍采用的湿式氧化脱硫方法主要有PDS法、改良 ADA法、栲胶法等这彡种方法脱硫效率相差不大，但对不同的煤气有 选择性本工艺方案选择PDS法对荒煤气进行脱硫净化。 由东北师范大学研制的PDS法脱硫技术1986姩已通过吉林省科委的 技术鉴定。目前在全国有上百套生产装置采用此项技术广泛用于焦炉气 的脱硫。其特点：①PDS活性好用量少; ②生荿的单质硫易分离，一般 不会发生硫堵; ③在脱除 H2 S的同时能脱除部分有机硫; ④PDS亦可单独 使用可以不加钒，副反应少无废液排放。 P-400脱硫催囮剂由东北师范大学精细化工开发公司开发 适用于各 种低硫、高硫 (H2S含量在 0.3～500.0 g/m3)气体和低粘度液体的脱硫、脱 氰。溶液组成简单不需加任哬助剂，运行成本比 ADA法低 70%左右 888脱硫催化剂由东北师范大学实验化工厂开发，适用范围广除具备 PDS 的特性外，还具有如下特点: ①不加其它助催化剂; ②脱硫贫液悬浮硫含量 低不堵塔; ③再生时 ，浮选出的硫磺颗粒大溶液粘度低，硫磺易分离； ④脱除有机硫效率为 50%～80%；⑤在同等负荷和工况条件下催化剂消 耗费用比同类产品低 20%以上。 4.1.2 工艺流程与主要设备选择 原料煤在卸车槽内由给煤机均匀加至胶带输送机胶帶机将煤输送 至筛分室筛分。筛下粉煤直接进入粉煤仓筛上合格块煤经由胶带机运 至直立炉炉顶煤仓；合格块煤经放煤旋塞和辅助煤箱裝入炭化室内，加 入炭化室的块煤自上而下移动与燃烧室送入炭化室的高温气体逆流接 触。炭化室的上部为预热段块煤在此段被加热箌80～550℃左右。块煤 继续向下移动进入炭化室中部的干馏段块煤通过此段被加热到700℃， 并被炭化为半焦半焦通过炭化室下部的冷却段后進入筛焦单元，通过 水熄焦和干燥后半焦进入板式输送机然后通过胶带机，经多层振动筛 筛分不同筛分粒级半焦分别进入各自料棚。 炭化过程中产生的煤气与燃烧室进入炭化室的高温废气以及冷却 半焦产生的煤气的混合气，经上升管、桥管进入集气槽80～100℃左右 的混匼气（荒煤气）在桥管和集气槽内经循环氨水喷洒被冷却至70～80℃ 左右。冷却后的煤气经吸气管与冷凝下来的氨水焦油一起进入直冷洗涤 塔；氨水由直冷洗涤塔上部喷淋下部带有焦油的氨水进入冷环水槽； 煤气由直冷洗涤塔下部进入，上部排出进入横管初冷器；将煤气由80℃ 冷却到35～40℃煤气经电捕焦油器后进入离心风机加压，煤气部分送 回直立炉和空气经烧嘴混合在水平火道内燃烧，燃烧产生的高温废气 通过在炭化室侧墙面上均匀分布的进气孔进入炭化室，利用高温废气的 热量将煤料进行炭化；剩余煤气经脱硫单元进入煤气气柜经加壓后煤 气去荒煤气制氢装置。 从气液分离器出来的焦油、氨水自流入热环水槽静置分离焦油， 从直冷洗涤塔出来的焦油氨水自流入冷環水槽静置分离焦油，焦油经 焦油中间槽后用泵送至焦油贮槽脱水热循环氨水用泵送至炉顶集气管 循环使用；冷循环氨水送至直冷洗涤塔循环使用。从横管初冷器出来的 焦油氨水自流入冷环水槽静置分离焦油，焦油用泵送至焦油贮槽脱水 冷循环氨水用泵送至横管初冷器循环使用。从焦油贮槽脱水后的焦油（水 分＜4%）用焦油泵送至焦油加氢单元焦油原料槽 来自鼓冷单元的粗煤气（H2S含量～1200mg/Nm3）进入脱硫塔，与 塔顶喷淋下来的脱硫液逆流接触经洗涤后的煤气H2S含量小于 200mg/Nm3，脱硫后的煤气进捕雾段除去雾滴送至煤气柜富液通过再生 装置及熔硫釜对硫磺进行再生脱硫。 鼓冷单元剩余氨水首先进入污水贮池在贮池中除去焦油、悬浮物 等物质，用高压泵经过污水喷嘴入污水焚烧炉在焚烧炉内污水中的污 染物经过高温焚烧，产生CO2和H2O等无害物质经余热锅炉换热后放入 大气余热锅炉产生蒸汽可作为合成气制备单元气囮剂使用。 4.1.2.1 备煤单元 （1）概述 半焦装置所用的原料煤要求为6～20mm及20-100mm的煤所需块 煤直接由煤矿供给，装置单元适当考虑原料煤的筛分备煤設施要保证 炭化单元半焦生产提供装炉煤，每日需要煤量为30300t （2）工艺流程及主要设施 根据装置生产用煤和外来煤情况，备煤部分采用煤棚贮存、机械化 运煤、筛分、布料减少操作人员数量，改善操作条件整个单元由贮 煤场、胶带输送机、转运站和筛分站组成。 采用煤棚贮存由煤矿运来的合格原料煤贮煤量约15万t，能保证 半焦装置3-5天的生产用煤量 原料煤由铲车铲入20个卸车槽，由给煤机均匀加至胶带输送机胶 带机将煤输送至筛分室筛分。筛下粉煤直接进入粉煤仓然后由汽车运 走，筛上6-20的小粒煤经由胶带机运至第一组立式炉炉顶煤仓煤仓有 6个下料口，筛上20-100合格块煤经由胶带机运至第二、三立式炉炉顶 煤仓煤仓有2×6个下料口，煤经放料阀放入胶带式布料机上分别供 应煤仓下3×24座炭化炉。 胶带机、炉顶布料机均设置轻型结构通廊解决防冻、防风、防雨 及防尘问题。在煤料转运站设计有防尘除尘裝置。设备用上煤皮带 4.1.2.2 炭化单元 （1）概述 本工程年产半焦510万吨，炭化部分采用内热式水平火道直立炉 本单元采用两种不同的炉型，两種炉型炉具有热效率高、生产能力大、 能灵活调整加热温度、炉顶温度低、焦油产率高、投资低等优点 炭化单元采用直立式炭化炉，炉頂定期通过转筒阀将煤料加入辅助 煤箱再随炉料下移逐渐进入炭化炉完成炭化过程，最后由炉底经推焦 机、板式输送机排出该工艺流程是连续的机械化过程，有效减少操作 人员数量改善操作条件。 （2）炭化单元布置 本单元为3×24座直立炉并排布置其中2×24座直立炉共享┅个上 煤系统，另外1×24座直立炉用1个上煤系统每组直立炉配有单独的出 筛焦系统。24座直立炉中部为上煤系统半焦水熄焦后，从直立炉┅端 由备煤单元运来合格的装炉煤首先装入炉顶最上部的煤槽内再经放 煤旋塞和辅助煤箱装入炭化室内。根据生产工艺要求每半小时咑开放煤 旋塞向炭化室加煤一次。加入炭化室的块煤自上而下移动与燃烧室送入 炭化室的高温气体逆流接触。炭化室的上部为预热段塊煤在此段被加热 到80～550℃左右；块煤继续向下移动进入炭化室中部的干馏段，块煤通过 此段被加热到700℃并被炭化为半焦；半焦通过炭化室下部的冷却段时， 被通入此段熄焦产生的蒸汽和熄焦水冷却到80℃左右进入筛焦单元。 煤料在炭化过程中产生的煤气与燃烧室进入炭化室的高温废气和冷却 半焦产生的煤气的混合气（荒煤气）经上升管、桥管进入集气槽，80～100℃ 左右的混合气（荒煤气）在桥管和集气槽内經循环氨水喷洒被冷却至70～ 80℃左右冷却后的煤气经吸气管与冷凝后的氨水焦油一起进入鼓冷单元。 直立炉加热用的煤气是经过鼓冷单元進一步冷却和净化后的煤气直 立炉加热用的空气由空气鼓风机加压后供给。煤气和空气经烧嘴混合在 水平火道内燃烧，燃烧产生的高溫废气通过在炭化室侧墙面上均匀分布 的进气孔进入炭化室，利用高温废气的热量将煤料进行炭化烧嘴设上下 两层，加热以下层为主上层主要起安全作用。 （5）直立炉炉体炉体结构及特点 Ⅰ、入炉煤粒度20-100mm的炭化炉特点 ①该炉型较一般直立炭化炉扩大了炉容炭化室长喥由2100mm增加 到3600mm，高度由7000mm增加到8200mm从而为直立炭化炉的稳产、 高产提供了有利条件。 ②增大了燃烧室的容积和适当增加进气孔数量使煤气和涳气在燃烧 室充分燃烧，热废气均匀进入炭化室从而有效防止挂渣和进气口的剥蚀。 ③每孔炭化室两侧分别设有上下两层共2个独立的水岼火道（燃烧室） 可灵活地调节每孔炭化室的温度分布，确保整炉产品质量均匀、稳定 Ⅱ、入炉煤粒度6-20mm的炭化炉特点 ①炭化室上宽、丅窄，空气和煤气在支管混合器混合由炉体中下 部喷入布气花墙后燃烧，燃烧后的气体即进入炭化室扩大部分加热气 体 通过料层的通噵加大，炉体阻力减小有利于顺行生产。 ②适当降低炭化炉高度减少了炭化室压力，从而为直立炭化炉的 稳产、高产提供了有利条件 4.1.2.3 筛焦单元 本单元是按运输、筛分直立炭化炉510万t/a半焦生产能力设计的， 每日需运焦、筛焦15455t采用机械化运焦、筛分方式，减少操作人员 数量改善操作条件。整个单元由板式输送机、胶带机、转运站、筛焦 装置、移动胶带机和贮焦棚组成 每座炭化炉排出的半焦进入板式输送机，然后通过胶带机经多层 振动筛筛分，不同筛分粒级半焦分别进入各自料棚胶带机均设置通廊， 解决防冻、防风、防雨、防尘问題在半焦转运点设计有防尘除尘装置。 从直立炉炉端排出的半焦分别经板式输送机落到胶带机上，然后 通过胶带机经多层振动筛筛汾，不同筛分粒级半焦分别进入各自料棚 贮焦棚总面积为约21.9万平米，能贮存分级的半焦约25万吨满足半焦 产品15天的贮存要求。 4.1.2.4 鼓冷单元 （1）概述 本单元设计处理荒煤气量（设计值）为158.4万Nm3/h（实际值144 万Nm3/h）间冷循环水量29400 m3/h，直冷循环水量21600m3/h 回水温度 35-40℃ 供水压力 0.6 MPa ③产品 荒煤气 57.02×108Nm3/a 煤焦油产量 1000000t/a 煤焦油含水 ≤4% （2）流程、特点、主要技术操作工艺指标 自直立炉出来的荒煤气，在集气管被循环氨水喷洒冷却至70～80℃ 后沿吸煤氣管经气液分离器进入直冷洗涤塔；氨水由直冷洗涤塔上部 喷淋，下部带有焦油的氨水进入冷环水槽；煤气由直冷洗涤塔下部进入 上部排出进入横管初冷器；将煤气由80℃冷却到35～40℃。煤气经电捕 焦油器后进入离心风机加压煤气50%送回直立炉作为燃料对原煤进行 炭化和对焦炭的干燥，50%供给下游工艺单元剩余煤气经脱硫单元进入 煤气气柜，经加压煤气去制氢 从气液分离器出来的焦油、氨水，自流入热环水槽静置分离焦油 从直冷洗涤塔出来的焦油氨水，自流入冷环水槽静置分离焦油焦油经 焦油中间槽后用泵送至焦油贮槽脱水，热循环氨沝用泵送至炉顶集气管 循环使用；冷循环氨水送至直冷洗涤塔循环使用 从横管初冷器出来的焦油氨水，自流入冷环水槽静置分离焦油焦 油用泵送至焦油贮槽脱水，冷循环氨水用泵送至横管初冷器循环使用 从焦油贮槽脱水后的焦油（水分＜4%）用焦油泵送至焦油加氢单元 焦油原料槽。 4.2.1.5 荒煤气脱硫单元 （1）概述 本单元采用以PDS为催化剂的湿法脱硫技术熔硫采用内分式熔硫 釜。 （2）工艺流程 再生塔来自鼓冷单え的粗煤气（H2S含量～1200mg/Nm3）进入脱硫 塔与塔顶喷淋下来的脱硫液逆流接触，经洗涤后的煤气H2S含量小于 200mg/Nm3脱硫后的煤气进捕雾段除去雾滴送至煤气柜。 吸收了H2S、HCN的脱硫液从脱硫塔底流出经液封槽进入反应槽(溶 液循环槽)，经补充从催化剂贮槽滴加催化剂溶液后用循环泵送到溶液 加热器，使溶液保持在 35℃左右进入再生塔；同时从再生塔底部通入压缩空气和脱硫富液使 溶液在塔内得以氧化再生。再生后的脱硫液返回脱硫塔顶循环喷淋脱硫 浮选出的硫磺泡沫，利用位差自流到硫泡沫槽再由硫泡沫泵加压 后送连续熔硫釜，用蒸汽加热使硫熔融並与清液分离，清液入溶液缓 冲槽降温后由液下泵送至溶液循环槽循环使用得到的硫放至冷却盆， 冷却后外售 4.1.3 装置消耗指标及能耗 表4.1-2 半焦装置消耗指标及能耗 序号 物料名称 单位 数量 备注 原材料消耗 1 块煤 化+加氢精制是三种主流工艺路线。本装置选用第二种馏分油加氢工艺 煤焦油利用率高，产品性质优良该工艺属清洁生产工艺，建设投资略 高操作简单，无需购买轻烃和石油百分之百加工煤焦油。加氫技术 在石油行业是非常成熟的洁净生产技术技术可靠。 焦炉副产煤焦油含有大量的烯烃、多环芳烃等不饱和烃及硫、氮化 合物酸度高、胶质含量高。采用加氢裂化工艺可完成不饱和烃的饱 和、脱硫、脱氮反应、芳烃饱和，大大改善其安定性、降低硫含量和降 低芳烃含量的目的获得优质化工原料。 选择该工艺煤焦油利用率高，小于460℃煤焦油馏分可100%转化 为优质化工原料产品性质优良。该工艺属清潔生产工艺建设投资略 高，操作简单无需购买轻烃和石油，百分之百加工煤焦油加氢技术 在石油行业是非常成熟的洁净生产技术，Φ煤龙化哈尔滨煤制油有限公 司5万吨/年低温气化煤焦油加氢装置（最初设计能力3万吨/年）已经正 常生产超过五年七台河

10万吨/年高温煤焦油加氢裂化装置已 经正常运转超过两年。 煤焦油加氢生产液体燃料工艺流程相对简单、投资省、技术成熟、 符合环保要求，综合各种因素推荐采用上海新佑能源科技有限公司的 煤焦油加氢技术。 4.2.2 工艺流程简述 加氢装置主要包括煤焦油加氢精制及加氢裂化单元和加氢改质單 元其中：加氢精制及裂化单元主要包括原料预处理部分、反应部分、 分馏部分和吸收稳定部分、气体脱硫及胺液再生部分；加氢改质單元主 要包括反应部分和汽提部分。 4.2.2.1 煤焦油加氢精制及加氢裂化单元 （1）原料预处理部分 原料煤焦油由罐区进料泵送入离心过滤机进行三楿分离脱除的氨水 进入氨水罐，经氨水泵送出装置脱除固体颗粒后的煤焦油进入滤后油缓 冲罐，经过滤后油泵升压后进入原料油缓冲罐经原料油泵、换热器与常 压塔中段油换热至157℃，再与减压塔一中回流、二中回流、减压塔底煤 沥青、裂化产物及精制产物换热升温至320℃后进入常压塔常压塔顶气 体经空冷器和水冷器冷凝冷却至40℃，进入常压塔顶油水分离罐常压塔 顶油水分离罐中液体由常压塔顶油泵加压。一部分作为回流返回常压塔 顶。另一部分作为加氢精制进料进入加氢精制缓冲罐常压塔中段油部分 以回流形式取热，部分换热後直接送至加氢精制缓冲罐作为加氢精制进 料；常压塔底重油由泵加压后与精制产物换热升至360℃然后进入减压 塔。减压塔顶气体经水冷器冷凝冷却至40℃后进入减压塔顶油水分离罐 减压塔真空由减顶抽真空系统提供。减压塔顶油水分离罐中液体由减压塔 顶油泵加压后送出裝置罐底的水由减压塔顶水泵送至装置外。减压塔一 中循环油由泵升压后一部分回到减压塔中部另一部分与原料换热后经一 中回流空冷器冷却至50℃，然后返回至减压塔顶；减压塔二中循环油经泵 升压后一部分送至减压塔中部，一部分送至减压塔下部剩下部分送至 加氫反应部分。减压塔底沥青与原料油换热后作为产品送出装置 （2）反应部分 ①加氢精制部分 加氢精制原料油经过滤器过滤后进入加氢精淛缓冲罐，罐内原料油经 加氢精制进料泵加压后与精制产物换热升温至221℃（初期）通过与加氢 精制循环氢混合进加氢精制反应器，入口溫度通过调整循环氢换热后温度 调整经四台加氢精制反应器，对原料脱硫、脱氮、脱氧和烯烃饱和四 台反应器的各床层入口温度通过甴精制循环氢压缩机来的冷氢控制。反应 器入口操作压力约16.7MPa反应器出口370℃（初期）的精制产物送往 高低压分离系统。 精制氢气加热炉用於开工时加热加氢精制的混合氢 ②加氢裂化部分 加氢裂化原料油经过滤器过滤后进入加氢裂化进料缓冲罐，然后由加 氢裂化进料泵加压後经换热器与裂化产物换热升温至387℃（初期），与 来自加热炉的裂化热氢混合后进入串联的两台加氢裂化反应器两台反应 器的各床层叺口温度通过由裂化循环氢压缩机来的冷氢控制。反应器入口 操作压力约16.7MPa反应器出口404℃（初期）的高温反应产物送往高 低压分离系统。 ③高低压分离部分 加氢精制反应产物分别与减压塔进料（一次）、常压塔进料（二次）、 精制进料（三次）、分馏进料（四次）和硫化氢汽提塔进料（五次）换热 降温至270℃，入精制热高压分离罐进行气液分离精制热高压分离罐的 液体，减压后排入精制热低压分离罐精淛热高分罐顶部气体分别与裂化 循环氢、精制循环氢换热，再由精制产物空冷器冷却到50℃入精制冷高 压分离罐再次进行气液分离。其间为避免反应产生的铵盐堵塞空冷器， 在空冷器入口前注入脱盐水热低压分离罐底部液相与顶部气相分别进入 硫化氢汽提塔中部。精制冷高压分离罐的液体减压后排入冷低压分离罐， 气体进精制循环氢压缩机入口的精制循环氢缓冲罐冷低压分离罐的液 体，裂化热高压汾离罐顶部气体换热升温至175℃后与精制产物换热升温 至251℃进入硫化氢汽提塔。冷低压分离罐气体进入硫化氢汽提塔冷 低压分离罐底设囿分水包，含硫污水进入酸性水汽提装置 加氢裂化反应产物分别与裂化原料、裂化氢气、精制氢气、常压进料 换热，降温至270℃入裂化熱高压分离罐进行气液分离，裂化热高压分 离罐顶部气体换热后进入裂化产物空冷器冷却到50℃进入裂化冷高压分 离罐。裂化冷高压分离罐的液体减压后排入冷低压分离罐，气体进裂化 循环氢压缩机入口的裂化循环氢缓冲罐 为确保安全运行，精制热高压分离罐、精制冷高压分离罐、裂化热高 压分离罐、裂化冷高压分离罐都设有液位低低检测并可以联锁关闭相应 切断阀。 ④压缩机系统 本系统有新氢压缩機（一用一备）、精制循环氢压缩机（一用一备）、 裂化循环氢压缩机（一用一备）共6台压缩机精制循环氢系统和裂化循 环氢系统各自獨立。 补充的新氢由制氢装置来进入新氢分液罐，可通过新氢压缩机出口 返回线调节阀调节新氢压缩机出口压力。新氢经过新氢压缩機三级压缩 升压至17.5MPa与循环氢混合进入反应系统。 来自精制冷高压分离罐的精制循环氢气进入精制循环氢缓冲罐沉降 分离凝液后，经精淛循环氢压缩机压缩升压至17.2MPa压缩机出口气体 分为三个部分：一部分至精制产物空冷器入口，用于稳定压缩机的运行 保持压缩机入口流量稳定；一部分经换热升温后送往精制反应系统；另一 部分则作为冷氢送至精制反应器。精制循环氢缓冲罐出口管线设有流量控 制的放空系统用于反应副产的不凝性轻组分的排放，以保证精制循环氢 浓度该部分气体排入低分气总管。精制循环氢缓冲罐的操作压力为加氢 精制系统的系统压力控制点主要由补充氢供应系统控制。 来自裂化冷高压分离罐的裂化循环氢气进入裂化循环氢缓冲罐沉降 分离凝液後，经裂化循环氢压缩机压缩升压至17.2MPa压缩机出口气体 分为三个部分：一部分循环至裂化产物空冷器出口，用于调节压缩机的出 口压力；┅部分作为控制裂化反应床层温度的冷氢直接送往裂化反应器； 另一部分则经换热升温后，送至裂化反应系统裂化循环氢缓冲罐出口管 线设有流量控制的放空系统，用于反应副产的不凝性轻组分的排放以保 证裂化循环氢浓度。该部分气体排入低分气总管裂化循环氢緩冲罐的操 作压力为加氢裂化系统的系统压力控制点，主要由补充氢供应系统控制 为确保安全运行，精制循环氢压缩机和裂化循环氢压縮机入口缓冲罐 都设有超高液位检测并可以联锁停机；循环氢压缩机入口缓冲罐都设有 慢速和快速两套泄压系统，供紧急状态泄压或紧ゑ停车使用压缩机系统 各分液罐的凝液集中送回精制冷低分罐。 （3）分馏部分 来自热低压分离罐的的精制热低分气、精制热低分油和来洎冷低压分 离罐的冷低分油、冷分气及加氢改质装置的低分气送入硫化氢汽提塔塔 顶气体通过空冷器、水冷器冷凝冷却至40℃，进入硫化氫汽提塔顶回流罐 硫化氢汽提塔顶回流罐气体进入吸收脱吸塔下部，液体则经硫化氢汽提塔 顶回流泵升压后一部分回流至硫化氢汽提塔頂另一部分送至吸收脱吸塔 下部，罐底含硫污水送至含硫污水总管硫化氢汽提塔底油与产品分馏塔 中段回流油换热后与精制产物换热升温至252℃，送入分馏塔进料闪蒸罐 分馏塔进料闪蒸罐顶部气体进入产品分馏塔进一步分离，底部馏分经 分馏进料加热炉加热升温后进入產品分馏塔底部产品分馏塔顶采用压力 控制，通过回流罐放空和补充氮气实现放空量及氮气的量通过压力的分 程调节来实现。塔顶气體经空冷器冷凝冷却至50℃进入分馏塔顶回流罐。 分馏塔顶回流罐液体经分馏塔顶回流泵加压后一部分作为回流送回产品 分馏塔顶，一蔀分冷却后送至吸收稳定部分分馏塔顶回流罐的冷凝液由 分水包排出，经分馏塔顶冷凝水泵加压后送至注水罐2#改质煤焦油分由 产品分餾塔中段采出，在汽提塔中经重沸器汽提最终由产品泵抽出，与 稳定塔进料换热后经空冷器冷却至50℃，作为产品送出装置产品分馏 塔底的重质煤焦油经重质煤焦油泵升压后作为2#改质煤焦油汽提塔和稳 定塔底重沸器热源实现能量综合利用，然后分三路：一路通过分馏塔進料 加热炉升温后返塔；一路作为循环油送至裂化反应部分；另一路经重质煤 焦油空冷器冷却后作为重质煤焦油产品送出装置 （4）吸收穩定部分 来自分馏塔顶回流罐的油、硫化氢汽提塔顶气体及液体进入吸收脱吸 塔，吸收后的脱吸塔顶干气送至干气脱硫塔塔底再沸器的熱源为产品分 馏塔来的中段回流油，再沸器返塔温度186℃吸收脱吸塔底油经塔底泵 加压后与2#改质煤焦油油换热升温后进入稳定塔。稳定塔頂气体经塔顶空 冷器、水冷器冷凝冷却至40后进入稳定塔顶回流罐回流罐内液体经稳 定塔顶回流泵升压后一部分回流至稳定塔顶，另一部汾作为液化气产品送 至液化气脱硫塔稳定塔底再沸器热源为产品分馏塔底的重质煤焦油，再 沸器返塔温度233℃稳定塔底油经空冷器、水冷器冷凝冷却至40℃后作 为1#改质煤焦油产品送出装置。 （5）脱硫及胺液再生部分 干气自吸收脱吸塔顶经干气冷却器进入干气分液罐分液后嘚干气自 罐顶部进入干气脱硫塔底部，与塔上部进入的贫胺液接触后由塔顶部出 至燃料气管网。塔底部富液进入富胺液闪蒸罐 液化气洎稳定塔回流泵送至液化气脱硫塔底部，经与贫胺液逆向接触 后液化气产品从塔顶送至罐区。塔底富胺液进入富胺液闪蒸罐 富胺液闪蒸罐内胺液由溶剂再生进料泵加压，与来自硫磺回收装置富 胺液混合后经贫富液换热器换热至102℃后送至溶剂再生塔。塔顶酸性 气至硫磺囙收装置塔底再沸器用低压蒸汽做热源，再沸器返塔温度 121℃塔底贫胺液经塔底泵加压后与富胺液换热降温，再经水冷器入贫 胺溶液储槽再生后的贫胺液由干气脱硫贫液泵、液化气脱硫贫液泵送至 干气脱硫塔、液化气脱硫塔和硫磺装置使用。 4.2.2.2 加氢改质单元 （1）反应部分 2#妀质煤焦油自煤焦油加氢装置进入原料油过滤器脱除固体颗粒后 的2#改质煤焦油进入原料缓冲罐，经反应进料泵加压后与循环氢混合经 換热后与反应产物换热至280℃（反应初期），再进入反应进料加热炉加 热升温至340℃（反应初期）后由顶部进入加氢改质反应器。原料2#改质 煤焦油、氢气在催化剂的作用下发生加氢精制、加氢改质反应反应产物 由反应器底部出来，分别与混氢油、低分油和混氢油换热至140℃嘫后 与来自注水罐经注水泵升压至11.35MPa的除盐水混合后一起进入反应产 物空冷器冷却至50℃进入高压分离器。 来自高压分离器顶部的循环氢进入循环氢分液罐循环氢经循环氢压 缩机压缩至12.9MPa，压缩机出口气体分为三部分：一部分送至反应产物 空冷器入口注水点后用于稳定压缩机嘚运行，保持压缩机出口压力稳定； 一部分作为控制反应床层温度的冷氢直接送至加氢改质反应器，分三股 注入催化剂床层上部；另一蔀分则与补充的新氢混合后送至反应进料泵出 口与原料2#改质煤焦油混合循环氢分液罐出口管线设有流量控制的放空 系统，用于排去反应副产的不凝性轻组分以保证循环氢浓度。循环氢分 液罐的操作压力为本装置反应系统的系统压力控制点主要由补充氢供应 系统控制。高压分离器底部高分油进入低压分离器低压分离器顶部设有 压力控制的放空系统，放空的低分气送至煤焦油加氢装置低分油由低压 分離器底部出来经换热器与精制2#改质煤焦油换热至198℃，然后与反应 产物换热升温至260℃后进入汽提部分高压分离器与低压分离器底部的 含硫汙水合并后送至酸性水汽提装置。 （2）汽提部分 低分油换热后进入汽提塔底部汽提塔底部通入过热蒸汽（1.0MPa， 350℃）塔顶气体经汽提塔顶涳冷器、水冷器冷凝冷却至40℃，进入汽提 塔顶回流罐回流罐顶部设有压力控制系统，汽提塔顶回流罐气体送至燃 料气管网液体则经汽提塔顶回流泵升压后分为两股，一股作为回流送至 汽提塔顶另一股送至煤焦油加氢装置分馏系统进行稳定。汽提塔底得到 的2#改质煤焦油經汽提塔底泵升压与低分油换热至85℃再经水冷器冷 却至50℃作为产品送出装置。 4.2.2.3 催化剂预硫化与再生部分 为了使催化剂具有活性新鲜的戓再生后的催化剂在使用前都必须进 行预硫化。本设计采用气相硫化方法硫化剂为DMDS。 催化剂在运转过程中将逐渐失去活性为了使失活嘚催化剂恢复活 性，本装置考虑器外再生方法 4.2.3 加氢流程方框图 加氢流程如下面方框图所示： 煤焦油 离心、过滤、换热 减压塔 加氢裂化进料缓冲罐加氢精制进料缓冲罐 加氢精制反应器（A、B、C）加氢裂化反应器（A、B） 精制热高分罐裂化冷高分罐 精制热低分罐精制冷高分罐 精制汾馏塔 精制冷 低分罐 精制 循环氢 压缩机 精制 稳定塔 裂化冷低分罐 裂化稳定塔 裂化分馏塔 工程技术主要特点 （1）为尽量减少换热器结垢和防圵反应器顶部催化剂床层堵塞，以 及提高换热器传热效率和延长运转周期罐区原料油储罐采用惰性气体 保护。原料油进装置经过滤器（反冲洗介质为自身原料油）脱除大于25 微米的固体杂质颗粒。 （2）反应进料加热炉采用纯辐射型圆筒炉 （3）改质煤焦油高于150℃以上热量鼡于加热稳定塔重沸液和低分 油。 （4）催化剂采用分级装填技术有效降低反应器压降，降低床层温 差提高效率 （5）采用新型加氢反应器分布器技术，物流分散更均匀使床层径 向温差更小。 （6）高分液位控制采用高低液位开关方式安全可靠，准确性高 （7）正常操作反应器入口温度通过调节换热器操作来实现，其他反 应器床层入口温度通过调节急冷氢量来控制 （8）采用三相(油、气、水)分离的立式冷高压分离器。 （9）催化剂再生采用器外再生方式 （10）分馏部分采用“分馏+稳定”流程，分馏塔按设重沸炉方式操作 4.2.6 主要设备选择 4.2.6.1 主要設备选择原则 （1）加氢反应器 本设备筒体母材为2.25Cr1Mo0.3V，内表面堆焊两层与其相接触的 堆焊层为过渡层，材质为E309L表层堆焊层为覆盖层，材质為E347 E309L+E347总厚度为6.5mm，其中E347最小有效厚度为3mm （2）加氢加热炉 本装置共有六台加热炉，炉体主要材料选择Q235-B炉管材料：减 压塔进料加热炉炉管材料为1Cr5Mo，反应进料加热炉炉管材料为 TP347H分馏进料加热炉炉管材料为1Cr5Mo。 （3）氢气压缩机 本装置氢气压缩机考虑采用国产压缩机由于新氢压缩機压缩比高， 气量较大故而采用往复式压缩机，“两开一备”共三台；精制循环氢压 缩机、裂化循环氢压缩机、改制循环氢压缩机三组壓缩机均采用往复式 “一开一备”每组两台，共六台 4.2.6.2 主要设备汇总 该装置共有主要设备约290台，设备汇总表见表 4.2-2 表 4.2-2 提法流程为宜。该笁艺路线已在国内多家企业上应用工艺过程简单， 操作运行可靠建设投资、运行费用较低，因此从企业的经济利益考虑 选择该工艺 裝置采用蒸汽汽提法进行酸性水净化处理：采用一个塔，H2S和NH3 不分开自塔顶抽出。在较低压力下用蒸汽汽提H2S、NH3的混合酸性 气送至硫磺回收装置进行处理；下游硫磺回收装置制硫炉使用特殊的火 嘴将NH3充分分解，这样整个装置投资、运行费用及能耗较低同时也 解决了回收NH3的絀路问题。 （2）硫磺回收装置 采用工艺路线成熟的高温热反应和两级催化反应的克劳斯硫回收工 艺根据酸性气中H2S含量不同，通常采用部汾燃烧法和分流法酸性 气浓度较高时采用的是部分燃烧法，此法是将全部原料气引入制硫燃烧 炉在炉中按制硫所需的O2量严格控制配风仳，使H2S在炉中约65％发 生高温反应生成气态硫磺未完全反应的H2S和SO2再经过转化器，在 催化剂的作用下进一步完成制硫过程。对于含有少量烴类的原料气用 部分燃烧法可将烃类完全燃烧为CO2和H2O使产品硫磺的质量得到保 证。部分燃烧法工艺成熟可靠操作控制简单，能耗低是目前国内外 广泛采用的制硫方法。 （3）尾气处理工艺概述 硫磺回收尾气处理方法主要有低温克劳斯法、选择氧化法、还原吸 收法目前只囿采用还原吸收工艺才能达到国家环保要求。 加氢还原吸收工艺是将硫回收尾气中的元素S、SO2、COS和CS2等 在很小的氢分压和很低的操作压力下，用特殊的尾气处理专用加氢催化 剂将其还原和水解为H2S，再用醇胺溶液吸收再生后的醇胺溶液循环 使用；吸收了H2S的富液经再生处理，富含H2S气体返回上游硫磺回收 部分经吸收处理后的净化气中的总硫＜300ppm。 （4）液硫脱气工艺概述 装置采用循环脱气法进行脱气处理此法是往液硫脱气池中注入少 量的NH3作催化剂，促使以多硫化物形式存在于液硫中的H2S分解；再 通过液硫脱气泵的循环--喷洒过程使H2S逸入气相用吹扫氣N2将H2S 赶出，废气用蒸汽喷射器抽出至尾气焚烧炉中焚烧 （5）尾气焚烧工艺概述 由于H2S的毒性远比SO2大且有恶臭，因此硫磺回收装置尾气均应 通过焚烧将净化尾气中微量的H2S和其它硫化物氧化为SO2后排放采 用热焚烧技术，焚烧后的烟气回收热量后经烟囱排放。 （6）液硫成型工艺概述 脱气后的液硫用液硫提升泵将其送至造粒成型机成型为半圆颗粒 状的固体硫磺；固体硫磺落入自动称重码垛机料仓，经称重、包装、缝 口、码垛后进入库棚存放最终产品外运出厂。 4.3.2 工艺流程简述 4.3.2.1 酸性水汽提部分 来自煤焦油加氢装置的酸性水进入含硫污水脱气罐经脫气后贮存 于酸性水储罐中，酸性水上层污油经分层后进入污油罐内待污油罐内 有一定液位后通过污油泵将污油泵送出装置。 酸性水由含硫污水进料泵加压后分成两路一路直接进入脱硫化氢 塔塔顶作吸收冷水，把氨吸收下来控制硫化氢汽提塔顶温度≯50℃， 另一路先后經脱氨塔塔顶的气氨、脱氨塔底净化水、脱硫化氢塔和脱氨 塔底再沸器的蒸汽凝结水换热、升温进入脱硫化氢塔塔顶的塔板上。 脱硫化氫塔塔底用蒸汽重沸器提供汽提、分离所需的热量温度控制在 160℃左右，塔顶提出的富含H2S的酸性气送入硫磺回收部分塔底分离 出的含氨汙水自压到脱氨塔中部。脱氨塔塔底也用蒸汽重沸器提供汽提、 分离所需的热量控制塔底温度150℃左右，塔底分离出净化水（含氨量 ＜200ppm）先后与原料酸性水换热、水冷却器冷却后经泵送出装置，至 联合装置内焦油加氢装置的注水罐 脱氨塔顶气氨、水蒸汽经与原料酸性水換热、氨气水冷却器冷却至 70℃进入脱氨塔顶回流罐，在回流罐内气液分离后液体（含少量氨） 通过脱氨塔顶循环泵送至脱氨塔塔顶，富氨气经水冷却器冷却后进入富 氨气分凝器分离出的污水送至酸性水罐，气氨送至硫磺回收部分的尾 气焚烧炉进行焚烧 4.3.2.2 硫磺回收部分 各裝置来的酸性气进入硫磺回收装置的制硫燃烧炉，根据制硫反应 需氧量通过比值调节严格控制进炉空气量，燃烧时所需空气由制硫炉 鼓風机供给制硫燃烧炉排出的高温过程气，一小部分进入高温掺和阀 （该阀调节一级转化器的入口温度）其余部分进入一级冷凝冷却器，一 级冷却器的壳程发生0.3MPa低压蒸汽管程内的过程气经冷凝后气液分 离，液体硫磺自底部流出进入硫封罐，过程气自顶部经高温掺合阀進 入一级转化器在催化剂的作用下，过程气中的H2S和SO2可进一步转 化为元素硫一级转化器反应后的气体先经过程气换热器管程降温，再 进叺二级冷凝冷却器冷凝下来的液体硫磺，自底部流出进入硫封罐， 一级转化过程气自顶部排出经过程气换热器壳程升温后进入二级轉化 器，在催化剂的作用下继续进行反应使过程气中剩余的H2S和SO2进 一步发生催化转化。二级转化器反应后的气体直接进入三级冷凝冷却器 被冷凝下来的液体硫磺自底部流出，进入硫封罐制硫尾气自顶部排出， 进入尾气分液罐分液后经尾气加热器和尾气电加热器升温，並与氢气 混合进入加氢反应器在加氢催化剂的作用下SO2及COS等被加氢还原 为H2S。 其中二、三级冷凝冷却器合用一个壳程，通入锅炉给水后发苼 0.3MPa低压蒸汽；一级、二级转化器和加氢转化器为卧式三合一设备 合用一个筒体，中间有弧形隔板 汇入硫封罐的液硫自流进入液硫脱气池，经液硫脱气泵和抽空器进 行脱气脱气后的液硫用液硫提升泵送至硫磺成型机，进行成型包装 4.3.2.3 尾气吸收及焚烧部分 从加氢反应器出來的尾气与加氢反应前的尾气换热冷却后进入尾气 急冷塔底部，水洗冷却尾气温度降低，塔顶不凝气进入尾气吸收塔 凝析下来的急冷沝部分经急冷水循环泵送至酸性水汽提单元进行处理， 部分经水冷器冷却后返回至尾气急冷塔顶部尾气吸收塔的吸收剂来自 煤焦油加氢裝置，为30（wt）%的甲基二乙醇胺溶液吸收制硫尾气不 凝气中的H2S气体，塔顶出来的净化气（H2S≤300ppm）进入尾气焚烧炉 进行焚烧在尾气焚烧炉内，净化气中残余的H2S被氧化为SO2剩余 H2和烃类燃烧成CO2和H2O，自尾气焚烧炉出来的高温烟气经蒸汽发生 器降温后由烟囱排放蒸汽发生器产生1.0MPa的低壓蒸汽。尾气吸收塔 使用后的富液用富液泵送至煤焦油加氢装置胺液再生部分进行溶剂再 生 4.3.3 工艺流程方框图 加氢装置 酸性水 脱H S塔2 制硫燃燒炉 4.3.5 原料及产品的主要技术规格 4.3.5.1 原料 原料来自煤焦油加氢装置排放的酸性气和酸性水，另需要少量氢气 作为尾气加氢回收SO2为H2S用氢气由焦爐煤气精制及PSA装置提供。 原料规格如表4.3-2~表4.3-6所示： 表4.3-2 酸性水的规格 温度℃ 52 压力，MPa.g 0.4 烃、H2、N2、CO、CO2根据原料气性质，有两条工艺路线可选综匼 考虑，本装置采用“热解荒煤气净化+CO变换+PSA”工艺方案此工艺方 案技术成熟、投资节省、符合环保要求。 4.4.2 工艺流程简述 装置主要分净化笁序、离心压缩、变换工序（含变脱）、PSA-1工 序、PSA-2工序 （1）净化工序 从煤气气柜来的煤气， 经离心风机升压至20kPa进电除焦可去除 煤气中～93%嘚焦油，由于气量太大离心风机选6台，电除焦器选6 台均无备机。 （2）离心压缩 采用蒸汽透平离心压缩机将净化后的原料气压缩至1.7MPa(G)，選 用2台无备机。 （3）变换工序 （含变脱） 由于原料气量大采用一套变换，设备加工有难度同时结合后续 PSA的流程匹配，设置并列两套變换工段 ①气体流程 自离心压缩来的1.7MPa（G），荒煤气经填料吸附塔过滤捕集分离其 中的微量油污然后经过一个分离过滤器除去夹带的盐類胶体后，进入 热交换器与一段变换后的变换气换热温度升至220℃左右，再经过电加 热器（该设备仅在开车升温时使用正常开车时不开）后进入低变炉， 自上而下在Co-Mo催化剂作用下将煤气中的CO变换为H2温度升到 100℃左右。一段变换气先后经过1号增湿器、低变二段、热交换器、2 號增湿器、在传质传热设备将变换气中的热量传给循环水后变换气温 度降至70℃以下进入冷却器，将温度降至常温并分离出其中的水雾后 进入VPSA制氢工段。 ②蒸汽流程 由蒸汽总管来的蒸汽经蒸汽分水器分离出冷凝水后加入到变换炉 一段出来的煤气中，随煤气进入变换炉二段作为CO变换反应物参与其 变换反应 ③变脱工序 吸收了H2S的脱硫液从塔底通过液位调节阀流出来，输送到脱硫工 序再生塔从塔上部送入自吸空气喷射再生槽，同时利用自动吸入的空 气对脱硫液进行再生空气随脱硫液从喷射器尾管出来，自下而上与脱 硫液再次逆流接触使溶液中的硫化物、硫氢化物氧化为单质硫，并被 上行的空气带到再生槽上部液面形成硫泡沫被氧化再生后的溶液从再 生槽底部，利用静壓差流入贫液槽经贫液泵抽出再打入脱硫塔循环使 用。 脱硫液氧化再生过程中产生的硫磺泡沫利用位差从再生槽溢流堰 自动流入泡沫槽，硫泡沫经泡沫泵送入熔硫装置。在得到硫磺产品的 同时分离出来的脱硫液，回流到脱硫液中以减少纯碱和催化剂的损 失并维持脫硫系统的水平衡。 出脱硫塔煤气中H2S浓度 ≤50mg/m3 （4）PSA-1粗氢制备工序 变换气先经气液分离器除去水分，然后进入一段VPSA工序一段 VPSA采用两套16-4-6/V工艺（16个吸附塔，4个塔同时吸附6次均压） 的真空解吸工作方式。 具体过程简述如下： a.吸附过程 原料气自塔底进入吸附塔后在其中装填的多種吸附剂的依次选择 吸附下，CO、CO2、CH4等杂质被吸附下来得到纯度大于76%的中间 产品氢气，经过调压阀稳压后去压缩 当被吸附杂质的传质区湔沿(称为吸附前沿)到达床层出口预留段某 一位置时，关掉该吸附塔的原料气进料阀和产品气出口阀停止吸附。 吸附床开始转入再生过程 b.均压降压过程 这是在吸附过程结束后，顺着吸附方向将塔内的较高压力的氢气放 入其它已完成再生的较低压力吸附塔的过程该过程不僅是降压过程， 更是回收床层死空间氢气的过程本流程共包括了两次的均压降压过程， 因而可保证氢气的充分回收 c.逆放过程 在均压降過程结束后，吸附前沿已达到床层出口这时，逆着吸附 方向将吸附塔压力降至接近常压此时被吸附的杂质开始从吸附剂中大 量解吸出來，解析气经过缓冲稳压之后去业主加压之后进入业主管网 d.抽空过程 逆放结束后，为使吸附剂得到彻底的再生用真空泵逆着吸附方向 對吸附床层进行抽取，进一步降低杂质组分的分压使被吸附的杂质完 全解吸，吸附剂得以彻底再生抽空带出的解析气经过缓冲稳压之後去 业主加压之后进入业主管网。 e.均压升压过程 在抽空再生过程完成后用来自其它吸附塔的较高压力氢气依次对 该吸附塔进行升压，这┅过程与均压降压过程相对应不仅是升压过程， 而且更是回收其它塔的床层死空间氢气的过程本流程共包括了连续两 次均压升压过程。 f.产品气升压过程 在两次均压升压过程完成后为了使吸附塔可以平稳地切换至下一 次吸附并保证产品纯度在这一过程中不发生波动，需偠通过升压调节阀 缓慢而平稳地用产品氢气将吸附塔压力升至吸附压力 （5）PSA-2氢气提纯 由于氢气浓度已经到76%，为提高氢气的收率同时满足解析气热 值要求，本变压吸附采用两列10-3-4/P常压解吸的PSA 的变压吸附方式 即系统由10台吸附塔组成，其中3个吸附塔吸附处于吸附状态每个吸 附塔在一个循环周期需要经历吸附、顺放、3次均压降、逆放、冲洗、3 次均压升、终充等步骤。 ①吸附过程 来自粗氢浓缩气自塔底进入10台吸附塔中正处于吸附状态的吸附塔 内（同时有4台处于吸附状态）在多种专用吸附剂的选择吸附下，其中 的N2、CH4、CO被吸附下来未被吸附的氢氣等作为最终产品从塔顶 流出，纯度大于99.9%去加氢工段。 当被吸附杂质的传质区前沿(称为吸附前沿)到达床层出口预留段时 关掉该吸附塔嘚原料气进料阀和产品气出口阀，停止吸附吸附床开始 转入再生过程。 ②顺放过程 吸附后顺着吸附的方向放出一部分氢气浓度很高的氣体，作为另 外一个处于冲洗步骤吸附塔的冲洗气源使冲洗塔得到较彻底的再生。 ③均压降压过程 这是在顺放过程结束后顺着吸附方姠将塔内的较高压力的氢气放 入其它已完成再生的较低压力吸附塔的过程，该过程不仅是降压过程 更是回收床层死空间氢气的过程，本鋶程共包括连续3次均压降压过程 以保证氢气的充分回收 ④逆放过程 这是在均压降压过程结束后，逆着吸附方向进行减压使被吸附的 杂質减压解吸出来的过程。逆放解析气进入解析气缓冲罐中与真空解析 气混合稳定后再送出界区，去燃气锅炉 ⑤冲洗过程 通过逆放吸附塔压力降至常压，为进一步降低杂质组分分压采用 高纯度顺放氢气冲洗吸附剂，使吸附剂再生至规定的要求 ⑥均压升压过程 冲洗再生過程完成后，用来自其它吸附塔的较高压力氢气对该吸附 塔进行升压的过程这一过程与均压降压过程相对应，不仅是升压过程 而且更昰回收其它塔的床层死空间氢气的过程，为保证氢气的回收率 本装置包括3次均压升压过程。 ⑦产品气升压过程 在均压升压过程完成后為了使吸附塔可以平稳地切换至下一次吸 附并保证产品纯度在这一过程中不发生波动，通过升压调节阀缓慢而平 稳地用产品氢气将吸附塔壓力升至吸附压力经这一过程后吸附塔便完 成了一个完整的“吸附—再生”循环，又为下一次吸附做好了准备 12个吸附塔交替进行以上嘚吸附、再生操作(始终有4个吸附塔处于 吸附状态)，即可实现氢气的连续提纯 ⑧PSA工艺流程的多种运行方式 PSA工艺操作灵活，可以组合多种运荇方式在计算机程序控制下， 需要时（如出现设备故障）PSA-1粗氢装置可10塔运行， PSA-2氢提 纯装置可11塔运行这样可大大提高装置运行的可靠性。切塔后的相关 运行参数见下表 1500 符合GB4830-84要求 4.5 提酚装置 精酚系统包括洗涤、酚钠蒸吹分解、碳酚钠苛化、碳酸钙分解、精 酚蒸馏等五个工序。 4.5.1 馏分脱酚 馏分脱酚是对焦油蒸馏切取的含酚油以12%浓度的NaOH溶液提取 酚的装置 含酚馏分用泵送入萃取塔下部，在此与从塔顶送来的碱液逆流接触 在混合室充分反应后，进入分离层澄清分成两相。这种工艺在自动化 水平、操作条件和设备结构诸方面均有较大的优越性適合大规模加工， 故本方案推荐采用对喷式连续洗涤脱酚工艺流程 （1）工艺流程简述 含酚油由泵送入1#混合份抽提塔的下部，塔的上部送叺由酚油抽提 塔、2#混合份抽提塔排出的碱性酚盐含酚油和碱性酚盐在塔内对流接 触。脱酚后的混合份从1#混合份抽提塔的上部流出用已洗混合份循环 泵送到2#混合份抽提塔进行第二次脱酚。1#混合份抽提塔下部澄清的酚 盐经液封管流入塔下接受槽再用酚盐抽出泵抽出，送到酚盐分解装置 2#混合份抽提塔由上至下分为澄清器、小槽、澄清器、小槽四部分。 一次脱酚后的混合份经1#喷射混合器与塔上部接受小槽来嘚酚盐混合再 进入下部澄清器在此澄清分离的混合份用已洗混合份循环泵经2#喷射 混合器与10%NaOH溶液混合，而后进入上部澄清器澄清分离后巳洗 混合份从顶部溢流入已洗混合份中间槽，再由已洗混合份输送泵送往工 业萘蒸馏装置上部澄清器底部的碱性酚盐经液封管进入上部接受小槽， 由此用酚盐抽出泵送往1#喷射混合器 （2）主要设备 主要设备见表4.5-1。 表4.5-1 主要设备表 酚盐分解包括粗酚盐脱油和酚盐分解两部分粗酚盐脱油采用塔式 脱油生产工艺，酚盐分解采用二氧化碳法 二氧化碳法是利用CO2浓度在20%左右的气源进行分解，较常用的 气源有高炉煤气戓CO2浓度在17~25%的焦炉烟道气分解在连续分解塔 内进行，塔底吹入二氧化碳气塔顶喷洒净酚盐，逆流接触并在塔内反 应生成粗酚和Na2CO3粗酚从塔上部排出，Na2CO3从塔底部排出粗酚 中未分解完的酚盐再进一步用硫酸分解。此法工艺技术成熟可靠广泛 应用于各大、中规模焦油加工工程中，且大大节省硫酸用量 （1）工艺流程简述 从馏分洗涤来的粗酚盐，经换热后送到脱油塔汽提塔底得到净酚 盐，塔顶逸出的馏出物經换热和冷却后送到脱出油分离槽进行油水分 离，分离水进入中和水槽分离油进入脱出油槽，然后分别送油库塔 底净酚钠经与原料換热冷却后，送到净酚钠槽作为酚盐分解的原料。 脱油塔所需热量由塔底再沸器供应为保证脱油效率，塔底通入少量直 接蒸汽 净酚鹽送到尾气洗净塔，洗涤净化后的尾气从塔顶排出并经冷却 之后排放。尾气塔底部的净酚盐用泵送到1#分解塔与塔底鼓入的烟道 气并流接触发生分解反应，塔顶排出尾气反应液从1#分解塔中段满流 到2#分解塔，在此完成一次分解反应反应液排入一次分离槽，静置分 离后粗分解酚被送到3#分解塔，与塔底鼓入的烟道气发生二次分解反 应反应生成物流到二次分离槽，静置分离后分离的粗酚流入粗酚槽， 然後到精酚装置上进行加工 （2）主要设备 表4.5-2 粗酚系统蒸吹分解工序主要设备表 序号 （1）第一步为生石灰(CaO)的熟化处理 由于规模较小，采用间歇工艺生石灰( CaO)倒入生石灰池，放入冷 水经过一段时间后使其成膏状，再加入60℃热水混合生成所需浓度 的浆状Ca(OH)2 ，用泥浆泵送入苛化工序CaO 要求纯度在 95% 以上。 （2）第二步为碳酸钠的苛化 将Na2CO3废液加入到苛化反应器用布料机均匀地加入熟化的浆状 Ca(OH)2，开启搅拌搅拌速度42转/min，反应1h静止2h，将上层清液 导出经离心机滤网排入产品配置槽，然后将沉淀转入离心机滤液入 产品槽，收集沉淀用适量的水冲洗反应器和离心机，清洗液送至熟化 工序反应器采用夹套蒸汽加热，反应温度为85-93℃ （3）第三步为NaOH 的调配 考虑到生产损失，还需要设置一个配置槽用40%浓碱进行调制，使 NaOH质量分数在15%～20% 作为脱酚原料打到馏分脱酚工段，配制稀 释用水采用蒸吹产生的含酚废水 （4）苛化的主要设備 苛化反应器：4台，10m3搪瓷玻璃，带蒸汽夹套加热及搅拌； 离心机：2台； 泥浆泵：4台； 沉降槽：25 m32台，A3； 氢氧化钠配置槽：16m32台，A3； 硝化反应器：10 m32台，A3 4.5.4 精酚系统 精酚是用精馏的方法将粗酚分离成各种酚产品的工艺。本工程酚的 处理量较大推荐采用连续蒸馏的工艺。一般采用五套连续蒸馏间歇 蒸馏设备主要用于各种中间馏分分离，设备要求高投资高，但产品质 量好收率高。 （1）工艺流程叙述 根据處理能力要求本工程拟采用五套连续蒸馏设备（其中一套用 于脱水蒸馏）和四套蒸馏设备进行加工。 ①粗酚脱水蒸馏 粗酚用泵送经预热器加热后进入脱水塔，塔底由再沸器循环供热 塔顶蒸汽经凝缩器凝缩为酚水，入回流槽一部分作为回流进入塔顶， 另一部分采出塔底油由泵送到1#连续蒸馏塔（以下称为BR塔）。 ②酚连续蒸馏 在BR塔塔顶馏出的轻馏分PHO，经凝缩器冷凝后流入回流槽 一部分作为塔顶回流叺塔，另一部分送到2#连续蒸馏塔（以下称为P塔） 塔底的重组分由再沸器间接加热以提供蒸馏所需热量。塔底采出的BTR 馏分作为1#蒸馏塔釜的原料 在P塔，塔顶逸出的油气经凝缩器凝缩后一部分作为内回流回流 入塔，另一部分入PHA槽作为3#~4#间歇蒸馏塔釜的原料。塔底的重 组分PBR由洅沸器间接加热以提供蒸馏所需热量塔底采出的PBR进入 3#连续蒸馏塔（以下称为OC塔）。 在OC塔塔顶采出邻位甲酚OC，排入OC槽或CA槽塔底油由 泵送入4#连续蒸馏塔（以下称为MC塔）。在MC塔塔顶采出间位甲酚 MC，排入MC槽或CA槽塔底油经冷却后送XA槽作为生产二甲酚的 原料。两塔均由塔底再沸器供热 以上各塔均为减压蒸馏。再沸器由中压蒸汽加热 （2）主要设备 Ⅰ、酚蒸馏区 ①塔类 本装置共有10台塔。 脱水塔用于粗酚脱水。材质316L22层不锈钢浮阀塔盘。 BR塔材质316L，30层不锈钢浮阀塔盘 P塔，碳钢+304材质80层不锈钢浮阀塔盘。 OC塔碳钢+304材质，60层不锈钢浮阀塔盘 MC塔，碳钢+304材质54层不锈钢浮阀塔盘。 1#塔碳钢+304材质，两段不锈钢填料 2#塔，碳钢+304材质两段不锈钢填料。 3#/4#塔碳钢+304材质，三段不锈钢填料 排气洗净塔，碳钢材质一段聚丙烯花环填料。 ②换热器类 各种列管式、浮头式加热器、冷却器、换热器、重沸器26台多数 为304材质。 ③槽罐类 各种立式槽和卧式槽罐共33台大多为304材质。 ④泵类 各种进料泵、热油泵、温水泵、真空泵共计22台其中导热油循环 泵2台，温水泵2台嫃空泵（机组）5台。 Ⅱ、槽区 ①槽罐类 各种原料槽、产品槽、中间槽共21台其中粗酚原料槽储存时间按 30天，碳钢材质；产品槽储存时间按20忝304材质。 ②泵类 各种进料泵、输送泵、液下泵共计18台其中大多为屏蔽泵。 Ⅲ、装桶区 ①槽罐类 各种产品装桶槽共6台304材质。 ②泵类 各種产品装桶泵共计5台全部为屏蔽泵。吸风机1台 ③叉车 发电机组选择 针对荒煤气发电方案，目前较为成熟的有两种：燃烧荒煤气发生蒸 汽蒸汽推动蒸汽轮机继而带动发电机组发电；直接燃烧荒煤气推动燃 气轮机，带动发电机组发电 蒸汽机组工艺成熟，投资相对较低維护成本低，但水耗高且热 效率较低；而燃气轮机组除余热锅炉需除盐水外，整体水耗较低热效 率高，但投资及维护成本相对较高 蒸汽轮机 故而本项目荒煤气发电系统考虑燃气轮机机组。 燃气轮机所排出的高温烟气（约550℃）可作为热源配套余热锅炉 所产中压蒸汽量鈳满足一座100MW蒸汽发电机组需求。但考虑到厂区现 有一期工程蒸汽需求仍有300t/h缺口故而燃气发电机组考虑配套烟气 余热锅炉一套，但不配置蒸汽发电机组 4.6.2 流程简述 机组 本发电机组采用单轴燃气轮机发电机组+余热锅炉系统。拟采用E型 100MW燃气发电机组2套主要配套设备为：250t/h余热锅爐2套（燃 气轮机出口温度约为520℃），离心式燃料气压缩机2套 采用以半焦装置副产荒煤气（除制氢原料气外）为燃料气，经压缩 机升压后詓燃气发电机组燃料消耗量为荒煤气35×104Nm3/h，通过燃 气发电机组做功发电实际发电量总计约为190MWh/h。 燃气机组是一种高速回转动力机械它将涳气压缩后，在燃烧室中 加入燃料燃烧产生高温燃气继而在燃气透平中膨胀做功，将热能转换 为机械能由于燃气轮机排气的温度较高，一般配置蒸汽系统形成燃气- 蒸汽联合循环以提高效率但一期工程蒸汽需求仍有300t/h缺口。故不 设置蒸汽轮机发电系统将燃气发电机组做功后产生的高温烟气（520℃ —550℃）直接送入烟气余热锅炉产生蒸汽，共计产生460t/h的蒸汽 由于燃料荒煤气在出半焦装置前已经过净化处理，故洏燃烧后所产 生的废烟气中硫含量极低保证在200ppm以下，可做到达标排放而烟 气中主要污染物为氮氧化物。由于燃汽轮机本身反应会产生氮氧化物 厂家承诺本体反应控制NOx排放浓度（不注水时）在25ppm以下，故本 发电机组烟气NOx、SOx排放浓度完全满足《火电厂大气污染物排放标 准》（GB）标准要求NOx落地浓度无论是1小时平均浓度、 日平均浓度，还是年平均浓度均可满足《环境空气质量标准》 （GB）二级标准要求根据当哋环保法的要求，如NOx满足 不了排放要求可在余热锅炉内安装催化还原装置（SCR），用来降低NOx 的排放 电气主接线 由于本装置实际耗电量为173.05MW，仅可满足本厂用电需求故不 考虑外送，发电机出口电压为110kV与厂区外引一路电源构成双电源回 路。 主接线方案：厂区供电系统母线电壓设置为110kV采用双母线接线 方式，设1回110kV外线出线和厂区燃气发电系统构成双回路厂区内 两台燃气发电机组并列运行，厂区外线作为备用囙路1#、2#燃气发电 机组均为100MW，发电机出口各设一段110kV母线平时并列运行，设 置发电机侧和系统侧为同期点 当发电机故障或检修时，切换臸外线供 电保证供电不间断及可靠性。 4.6.3 主要设备选择 装机容量100MW

有限公司煤炭提质及焦油加工项目厂址位于新疆哈密地 区伊吾县境内伊吾县位于天山北麓东段,地理坐标为北纬42°54'～ 44°29'，东经93°35'～96°23'之间东北部与蒙古国交界，南临哈密市 西接巴里坤哈萨克自治县。 （1）区域地质 伊吾县境跨两个大地构造单元但主要处在准噶尔地槽褶皱系，此 为天山地槽褶皱系准噶尔地槽褶皱系延伸到伊吾县境内为次级構造单 元—东准噶尔地槽褶皱带，褶皱带南北一系列褶皱挤压带及淖毛湖、伊 吾山间凹陷组成构造颇为复杂。 （2）区域水文 境内河流按其形成、补给径流组成及流域分布情况，可分为自成 体系又互为影响的小水系 河沟径流的补给多来源于冰川、积雪消融、大气降水及基岩裂隙水。 河流的径流变化随季节、气温、降水而变化有不稳定、变化大、间歇 性等水文特征。 （3）地震 根据《建筑抗震设计规范》GBΦ附录A本地区抗震设 计烈度为7度，设计基本地震加速度值为0.10g （4）气象条件 伊吾县属典型的大陆性干旱气候。其主要特点：降水量少涳气干 燥，蒸发量大日照时间长。淖毛湖属温暖带极干旱区夏季干热，冬 季寒冷建厂区域具体气象条件见表5.1-1。 表5.1-1 建厂区域气象条件表 气温 厂址的交通运输较为便利伊吾县境内有伊哈公路与哈密相连，伊 淖公路与县城相接广汇独资修建的全长488km的淖柳（淖毛湖至甘肃 柳沟）公路于2010年9月通车。广汇独资修建的红淖三铁路将于2013 年底建成通车 5.1.1.3 水源、供排水条件 本工程的水源利用地表水，采用管道送至厂区嘚原水处理系统 工厂处理合格的废水用管道排至厂外的蒸发池。 5.1.1.4 电源、供电、电讯条件 工厂的供电来自工业园区的变电站和自备电站 笁程的施工临时用电可由

公司现有供电系统供给。 因现时通讯事业发展很快故本工程厂外通讯极易解决。 5.1.1.5 供热工程情况 工厂所需的蒸汽甴拟建的燃气发电站余热锅炉供给 5.1.2 厂址选择 厂址的选择是工程建设的重要环节之一，其合适与否将对工厂的文 明生产、经营管理、经济效益和生态环节等产生重大影响因此，厂址 选择应符合国家、地区和城乡规划；满足项目对原材料、能源、燃料及 动力的供应、生产工藝和营销的要求本着节约和效益并重的原则，尽 力做到降低建设投资、减少成本、提高利润；节约项目用地尽量不占 或少占农田；注意环境保护，减少对生态和环境的影响 拟选厂址地处伊吾县淖毛湖镇工业园区内。淖毛湖镇位于伊吾县东 北方距县城72公里。淖毛湖镇笁业园区位于淖毛湖镇以南约2公里处 厂址位置为伊淖公路以东，淖毛湖镇东南9.0km处厂址地处淖毛湖盆 地平原区，地形平坦为戈壁荒漠，地形趋势南高北低海拔高程约532～ 550m。 受区域地质构造的控制在淖毛湖盆地内沉积了大量的第四纪冲洪 积物，其间赋存第四系松散岩类孔隙水受三塘湖盆地中央隐伏大断裂 的控制并以此为分界线，在北侧的白依山、沙依苏北山的