加氫精制及制氫聯(lián)合裝置技術(shù)方案

30萬噸/年加氫精制及制氫聯(lián)合裝置OOOOOOZhejiangMeiyangInternationalPetrochemicalPharmaceuticalEngineeringDesignCO.,LTD.2008年9月21日目錄第一節(jié) 工程簡(jiǎn)述及設(shè)計(jì)原則 2第二節(jié) 裝置規(guī)模、原料及產(chǎn)品方案 3第三節(jié) 工藝技術(shù)方案及流程簡(jiǎn)述 5第四節(jié) OOOOOO 15第五節(jié) 公用工程消耗 16第六節(jié) 投資估算 18第七節(jié) 技術(shù)保證 19第一節(jié)工程簡(jiǎn)述及設(shè)計(jì)原則OOOOOOXX公司擬建設(shè)30萬噸/年汽柴油加氫精制裝置，原料組成為 15萬噸/年催化柴油， 11012萬噸/年焦化柴油，304萬噸/年焦化汽油，根據(jù)加氫精制裝置的生產(chǎn)規(guī)模及產(chǎn)品方案，需配套 5000m3n∕h制氫裝置。（年操作時(shí)數(shù)為 8000小時(shí)）。二、設(shè)計(jì)范圍及原則1、30萬噸/年汽柴油加氫精制裝置、 5000m3n∕h0000000裝置布置，制氫裝置只為汽柴油加氫精制裝置供氫。設(shè)計(jì)范圍為聯(lián)合00邊界線以內(nèi)，主要內(nèi)容包括：加0的反應(yīng)、分餾部分,00的轉(zhuǎn)0000000 PSA部分，以及0000的變配電室和中心控制室。加口精000的含硫氣體送至催化的產(chǎn)品精000與催化口氣一起脫硫。脫硫后的氣體作為0000的主原料，石腦油作為輔助原料。2、加口精000的目的以脫硫、脫氮和烯烴飽和為主，不考慮加口改質(zhì)。采用國(guó)內(nèi)催化劑、設(shè)備和工藝技術(shù)。3000000氣單元采用催化干氣蒸汽轉(zhuǎn)000專有技術(shù)； 凈化單元采用國(guó)內(nèi)變壓吸附（ PSA0000400年開工8000小時(shí)計(jì)算小時(shí)加工量。50嚴(yán)格執(zhí)行國(guó)家有關(guān)工程建設(shè)質(zhì)量管理法規(guī)，確保00安全、口定、長(zhǎng)周期運(yùn)行，減少維護(hù)維修的工作量，從而提高整體的經(jīng)濟(jì)效益。60認(rèn)真貫徹國(guó)家關(guān)于環(huán)境保護(hù)和勞動(dòng)保護(hù)的法規(guī)和要求。認(rèn)真貫口安全第一預(yù)防為主的指導(dǎo)思想。對(duì)生產(chǎn)中易燃易爆有毒有害物質(zhì)設(shè)0必要的防范措施。三廢排放要符合國(guó)家現(xiàn)行有關(guān)標(biāo)準(zhǔn)和法規(guī)。7、裝置工藝過程控制采用 DCS,以提高裝置的自動(dòng)化水平。8、為節(jié)約外匯，主要設(shè)備和材料均立足于國(guó)內(nèi)供貨。第二節(jié)裝置規(guī)模、原料及產(chǎn)品方案一、加氫精制裝置1、生產(chǎn)規(guī)模及實(shí)際加工量生產(chǎn)規(guī)模為：30萬噸/年。其實(shí)際加工量應(yīng)為： 30萬噸/年。2、原料組成催化柴油15萬噸/年；焦化柴油 11012萬噸/年；焦化汽油 304萬噸/年。3、燃料以脫硫氣體為燃料，不考慮使用重質(zhì)燃料油。400000以脫硫、脫氮和烯烴飽和為主， 不考慮加氫改質(zhì)。 生產(chǎn)低硫、低氮、安定性較好的汽、柴油調(diào)和組分。二、制氫裝置1、生產(chǎn)規(guī)模及實(shí)際加工量根據(jù)加氫精制裝置的生產(chǎn)規(guī)模及0000, 制氫裝置的實(shí)際產(chǎn)氫量應(yīng)為：0.30~0.36萬噸/年。其生產(chǎn)規(guī)模應(yīng)確定為： 5000m3n∕h工業(yè)氫。0000000 8000小時(shí)）。2、原料以脫硫后的催化干氣、加氫干氣0000000等氣體作為制氫裝置的主原料，石腦油作為輔助原料。原來的規(guī)格要求如下：脫硫氣體：總硫含量<50ppm。石腦油：烯烴<1%mol，芳烴含量<13%,環(huán)烷烴<360,干點(diǎn)<180℃,總硫含量<100ppmO3、燃料裝置正常生產(chǎn)時(shí)，OOOOOPSA的解吸氣提供，0000000DOOOO4、產(chǎn)品方案裝置OO產(chǎn)品為工業(yè)氫,副產(chǎn)的變壓吸附0PSA0解吸氣作為轉(zhuǎn)化OOOOO工業(yè)口規(guī)格：組成：組分VO≥99.99CH4≤5ppmCO≤10PPmCO2≤5PPmHO2≤10PPm100.00H2∑第三節(jié)工藝技術(shù)方案及流程簡(jiǎn)述一、加氫精制裝置（一）000000根據(jù)原料的組成， 焦化汽油的量較少，用與柴油混合進(jìn)料的加工方式，有利于降低裝置的投資。汽柴油加氫精制的工藝和工程00非常成熟，化劑。目前，北京石油化工科學(xué)研究院和撫順石油化工研究院分別開發(fā)了各自的加氫精制00和加氫精制催化劑不宜單獨(dú)進(jìn)料， 因此考慮采其核心是加氫精制催RNT或RN-10和FH-5A或FH-98，采用上述加氫精制00可以提高原料儲(chǔ)存安定性及熱安定性，同時(shí)可少量提高十六烷值（1-3個(gè)單位），降低硫含量。FH-98與參比劑-20000 -3加氫活性比較**催化劑FH-98參比劑-2參比劑-3□□□□-原料?含 ,μg∕g122698135126脫氮率,m%920875897**工藝條件：氫分壓 6.0MPaO體積空速 2.0h-ι、氫油體積比 500：100000： 350°C推薦加氫精制催化劑為 FH-98,以取得高收率。操作條件如下：反應(yīng)器主要操作條件反應(yīng)器加口精制□□□□□ /□□□□□□□□□□□□□□MPa64□□□□□ h-ι20.0/2.0-2.2□□□□□□□□□□500□□□□□□□°C345*□□□□□□□□□□□□□□□□□□□所采用技術(shù)方案的特點(diǎn)如下：1、采用國(guó)產(chǎn)催化劑：采用撫順石油化工科學(xué)研究院的FH-5A或FH-98或北京石油化工科學(xué)研究院RN-10或其他性能相當(dāng)?shù)膰?guó)產(chǎn)催化劑。催化劑再生按器內(nèi)再生考慮。2、口氣和原料油混合后與反應(yīng)流出物換熱以提高換熱器的傳熱效率，然后經(jīng)加熱爐升溫，以降低原料油在加熱爐爐管內(nèi)的結(jié)焦程度。3、采用技術(shù)成熟的雙殼口換熱器，提高換熱器傳熱效率。4、裝置內(nèi)原料油緩沖罐采用燃料氣保護(hù)，使原料油與空氣隔離，控制原料油氧含量，減輕高溫部位結(jié)焦程度。5、采用熱壁型式和新型內(nèi)部構(gòu)件的反應(yīng)器，使進(jìn)入催化劑床層的物流分配和催化劑床層的徑向溫度分布均勻。6、采用三相（油、氣、水口分離的立式高壓分離器。7、在反應(yīng)流出物空冷器上游側(cè)設(shè)置軟化水注入點(diǎn)，以防止低溫部OOOOOO8、柴油汽提塔采用水蒸汽汽提，塔頂設(shè)注緩蝕劑設(shè)施，以減輕塔口流出口中硫化氫對(duì)汽提塔頂系統(tǒng)的腐蝕。9、為了充分利用熱量，減少高壓換熱器臺(tái)數(shù)，設(shè)計(jì)考慮汽提塔進(jìn)料先與汽提塔底柴油換熱，然后再與反應(yīng)流出物換熱至入口溫度。10、新氫壓縮機(jī)和循環(huán)氫壓縮機(jī)均采用電動(dòng)往復(fù)式，000000011、催化劑預(yù)硫化采用氣相硫化方法。催化劑再生采用氮?dú)?空氣循環(huán)再生方式，并設(shè)置相應(yīng)設(shè)施。12、再生過程的注堿系統(tǒng)采用堿液循環(huán)流程，0000,00000（二）OOOOOO100000自罐區(qū)來的四路原料油在原料油緩沖罐液面和流量控制下，通過原料油過濾器除去原料中大于25微米的顆粒后，進(jìn)入原料油緩沖罐，原料油緩沖罐用燃料氣氣口。自原料油緩沖罐來的原料油經(jīng)加氫進(jìn)料泵增壓后，在流量控制下，經(jīng)反應(yīng)流出物/原料油換熱器換熱后，與混合氫混合進(jìn)入反應(yīng)流出物/0000000,然后經(jīng)000口加熱爐加熱至00所需溫度，進(jìn)入加氫精制反應(yīng)器。該000設(shè)置兩個(gè)催化劑床層，床層間設(shè)有注急冷氫設(shè)施。自加口精制000出口的00流出物經(jīng)00流出物/00000000000出口/000000000流出物/00000000000000000000000,然后經(jīng)000出口空冷器及水冷器冷卻至 45℃,0000000。為了防止000出口中的銨鹽在低溫部位析出，通過注水泵將脫氧水口到000出口空冷器上游側(cè)的管道中。冷卻后的000出口在高壓分離器中進(jìn)行00氣、000000000 （循環(huán)氫 ）0循環(huán)氫壓縮機(jī)0口0液罐0口后,00循環(huán)氫壓縮機(jī)升壓，然后分兩路：一路作為急冷氫0000；一路與來自新氫壓縮機(jī)的新氫混合，混合氫與000混合作為0000。含硫、含氨污水自高壓000底部排出口酸性水汽提裝置處理。高000在液位控制下經(jīng)減壓調(diào)節(jié)閥進(jìn)入低壓000,其閃蒸氣體排至工廠燃料氣管網(wǎng)。00000000/000000和000出口/0000000別與精制柴00000出口00后進(jìn)入柴油汽提塔流出物 /000000旁路調(diào)節(jié)控0。新氫經(jīng)新氫壓縮機(jī)入口0液罐00口后進(jìn)入新氫壓縮機(jī)00000000,0兩級(jí)升壓后與循環(huán)氫混合。2、分餾部分從反應(yīng)部分來的低分油經(jīng)精制柴油/低分油換熱器OOOOOO低分油換熱器換熱至275℃左右進(jìn)入柴油汽提塔。塔底用1.0MPa過熱/蒸汽汽提，塔頂油氣經(jīng)汽提塔頂空冷器和汽提塔頂后冷器冷凝冷卻至40℃,進(jìn)入汽提塔頂回流罐進(jìn)行氣、油、水三相分離。閃蒸出的氣體排至燃料氣管網(wǎng)。含硫含氨污水與高分污水一起送出裝置。油相經(jīng)汽提塔頂回流泵升壓后一部分作為塔頂回流，一部分作為粗汽油去穩(wěn)定塔。從汽提塔頂回流罐來的粗汽油經(jīng)穩(wěn)定汽油口精制石腦油）換熱后進(jìn)入汽油穩(wěn)定塔。穩(wěn)定塔底用精制柴油作穩(wěn)定塔重沸器熱源，/粗汽油穩(wěn)定塔塔頂油氣經(jīng)穩(wěn)定塔頂水冷器冷凝冷卻至40℃，進(jìn)入穩(wěn)定塔頂回流罐進(jìn)行氣、油、水三相分離。閃蒸出的氣體排至燃料氣管網(wǎng)。含硫含氨污水與高分污水一起送出裝置。油口經(jīng)汽提塔頂回流泵升壓后作OOOOOO為了抑制硫化氫對(duì)塔頂管道和冷口設(shè)備的腐蝕，在塔頂管道采用口入口蝕劑措施。緩蝕劑自緩蝕劑罐經(jīng)緩蝕劑泵注入塔頂管道。塔底精制柴油經(jīng)柴油泵增壓后與低分油換熱至入柴油空冷器冷卻至50口，經(jīng)柴油脫水罐脫水后出裝置。80口左右，然后進(jìn)3、催化劑預(yù)硫化流程為了使催化劑具有活性，新鮮的或再生后的催化劑在使用前都必須OOOOOO本設(shè)計(jì)采用氣相硫化方法，硫化劑為二甲基二硫化物(DMDSOO催化劑硫化前先用硫化劑泵把DMDS抽入硫化劑罐中OOO時(shí)，系統(tǒng)內(nèi)口氣經(jīng)循環(huán)氫壓縮機(jī)按正常操作路線進(jìn)行循環(huán)。DMDSOOOOO來，經(jīng)計(jì)量后與來OOOOOO/反應(yīng)進(jìn)料換熱器的氫氣混合后，進(jìn)入0000000 ，按催化劑預(yù)硫化升溫曲線的要求升溫，通過反應(yīng)器中催化劑床層進(jìn)行預(yù)硫化。自反應(yīng)器來的流出物經(jīng)換熱器和空冷器冷卻后進(jìn)入高壓分離器進(jìn)行分離。氣體自高壓分離器頂部排出，大部分進(jìn)入循環(huán)機(jī)進(jìn)行循環(huán)，小部分排至裝置外。催化劑預(yù)硫化過程中產(chǎn)生的水從高壓分離器底部間斷排出。4、催化劑再生流程催化劑在運(yùn)轉(zhuǎn)過程中將逐漸失去活性， 為了使失活的催化劑恢復(fù)活性，本裝置設(shè)置了催化劑器內(nèi)再生設(shè)施，催化劑再生采用氮?dú)饪诳諝庋h(huán)再生方法。催化劑再生時(shí)， 00000000, 由循環(huán)機(jī)進(jìn)行循環(huán)， 催化劑再生燒焦過程中所需的非凈化壓縮空氣由新氫壓縮機(jī)供給。催化劑再生流程中采用了注氨、 注堿措施。液氨由液氨罐經(jīng)液氨泵升壓后注入到00口出口管道中。新鮮堿液由槽車經(jīng)注堿泵升壓后注入到混合器上游側(cè)。堿液與再生氣經(jīng)混合器充分混合后進(jìn)入高壓分離器。 000000體一部分排入大氣，大部分在0000內(nèi)部進(jìn)行循環(huán)。高壓分離器底部堿液一部分作為廢堿液經(jīng)減壓后送出口置。另一部分堿液經(jīng)堿液口環(huán)泵與堿液泵出口新鮮堿液混合進(jìn)行堿液循環(huán)。附圖1 0口裝置00部分工藝流程圖。附圖2加氫裝置分餾部分工藝流程圖。000000（一）000000以輕烴為原料制取工業(yè)氫，國(guó)內(nèi)外均認(rèn)為蒸汽轉(zhuǎn)化法為最佳方案。經(jīng)過多年的生產(chǎn)實(shí)踐， 目前已積累了許多成功的工程設(shè)計(jì)與操作經(jīng)驗(yàn)。該裝置亦采用蒸汽轉(zhuǎn)化法制氫。輕烴蒸汽轉(zhuǎn)化制氫裝置所配套的凈化工藝主要可分為兩種， 口化學(xué)凈化法（常規(guī)凈化法）和變壓吸附凈化法（ PSA凈化法）。由于以催化干氣為原料，其中有較多的惰性氣體，為保證口氣產(chǎn)品的純度，口裝口須采用變壓吸附凈化法（ Psaooooo典型的催化干氣組成如下：序號(hào)組成□□□□□□□□□□□□1H226.75352Cl27.45493C210.42084C30.7014-5IC41.30265NC40.10027IC50.30068C2H413.22659C3H61.8036IoCO22.7054HN214.228512O21.0020主要工藝過程操作條件1000000管程殼程介質(zhì)原料氣熱載體入口溫度口250250出口溫度口380350入口壓力MPa(abs)3.200.6出口壓力MPa(abs)3.180.650000000 m?42000000入口溫度口370出口溫度口360入口壓力MPa(abs)3.17出口壓力MPa(abs)3.1500000m?5.030000000入口溫度口500出口溫度口820入口壓力MPa(abs)3.0出口壓力MPa(abs)2.75碳空速h-1862水口比mol/mol3.500000m?2.4入口溫度口360出口溫度口415入口壓力MPa(abs)2.72出口壓力MPa(abs)2.7000000h-ι2400催化劑裝量m33.15、PSA單元操作條件入口溫度℃40入口壓力MPa(G)2.5產(chǎn)氫壓力MPa(G)2.4主要工藝技術(shù)特點(diǎn)1、采用催化干氣作為裝置原料，和輕石腦油作為制氫裝置的原料相比，提高了原料產(chǎn)氫率，降低了原料和燃料消耗。2、優(yōu)化裝置設(shè)計(jì)，合理選擇工藝參數(shù)，采用較高的轉(zhuǎn)化出口溫度(820℃),增加轉(zhuǎn)化深度，提高單位原料的產(chǎn)氫率，從而降低原料和0000；選用較低的水口比 (3.50,進(jìn)一步降低轉(zhuǎn)化爐的燃料消耗。3、原料精制部分烯烴飽和反應(yīng)放出的熱量采用熱載體取熱方案，既省掉一臺(tái)固定床反應(yīng)器，又能控制加氫反應(yīng)器出口溫度在 3500380℃,保證了 ZnO脫硫溫度要求。4、在原料氣的預(yù)熱方面，采用開工加熱爐和原料預(yù)熱爐二合一的方案。不僅增加了原料預(yù)熱溫度調(diào)節(jié)的靈活性，又增加了中壓蒸汽的產(chǎn)量。5、為了提高裝置的可靠性，確保裝置長(zhǎng)周期安全運(yùn)行，轉(zhuǎn)化催化劑選用齊魯化工研究院研制生產(chǎn)的蒸汽轉(zhuǎn)化催化劑 Z402/Z405。6、一氧化碳變換部分僅采用中溫變換流程， 不采用低溫變換流程，以降低裝置投資，簡(jiǎn)化制氫流程，縮短開工時(shí)間。7、采用三合一的產(chǎn)汽流程（即煙道氣、轉(zhuǎn)化氣、中變氣的產(chǎn)汽系統(tǒng)共用一臺(tái)汽包口，簡(jiǎn)化了余熱回收流程，降低了裝置投資。8、優(yōu)化換熱流程，合理利用余熱能位，提高有效能效率。⑴利用轉(zhuǎn)化爐煙道口高溫位余熱預(yù)熱原料氣，利用煙道氣和轉(zhuǎn)化氣的高溫位余熱發(fā)生 3.5MPa中壓蒸汽。 所產(chǎn)蒸汽一部分作為工藝用汽，多余部分減溫減壓外輸至低壓蒸汽管網(wǎng)。⑵利用中口氣高溫位余熱預(yù)熱鍋爐給水，以增加中壓蒸汽產(chǎn)量。⑶利用煙道口低溫位余熱預(yù)熱燃燒空氣，以降低轉(zhuǎn)化爐的燃料用量。⑷在維持合理傳熱溫差的前提下，降低排煙溫度，提高轉(zhuǎn)化爐、原料預(yù)熱爐的熱效率，以降低燃料消耗。9、回收工藝?yán)淠?，減少裝置脫鹽水用量。在變換氣冷卻過程中將產(chǎn)生大量的冷凝水，這部分冷凝水口直接排放，將會(huì)污染環(huán)境或增加污水處理場(chǎng)負(fù)擔(dān)。本設(shè)計(jì)將工藝?yán)淠航?jīng)汽提塔汽提后直接進(jìn)入口氧器，除氧后作為鍋爐給水。這樣既保護(hù)了環(huán)境，又減少了脫鹽水用量。10、采用口型管雙殼口換熱器，加深換熱深度，提高熱效率。11、采用PSA0000, 簡(jiǎn)化了制氫流程， 提高了氫氣質(zhì)量， 降低了裝置能耗。（二）000000100000原料氣由裝置外進(jìn)入原料氣緩沖罐， 然后經(jīng)壓縮機(jī)壓縮后進(jìn)入原料氣脫硫部分。2、烯烴飽和及脫硫部分0口烯烴飽和及脫硫部分的原料氣經(jīng)原料氣加熱爐預(yù)熱至 250℃左右,0入列管式加氫反應(yīng)器中發(fā)生烯烴飽和及有機(jī)硫轉(zhuǎn)化反應(yīng)。烯烴飽和反應(yīng)是強(qiáng)放熱反應(yīng)，反應(yīng)放出的熱量通過殼程的熱載體取熱，并控制出口溫度為 3500380口。經(jīng)過烯烴飽和以及有機(jī)硫轉(zhuǎn)化為無機(jī)口后進(jìn)入氧化鋅脫硫反應(yīng)器脫除硫化氫。精制后的氣體硫含量小于0.2PPm,烯烴含量小于 1%,然后進(jìn)入轉(zhuǎn)化部分。300000精制后的原料氣口水碳比 3.5與3.5MPa水蒸汽混合，再經(jīng)轉(zhuǎn)化爐對(duì)流段予熱至 500℃,0入轉(zhuǎn)化爐輻射段。在催化劑的作用下，發(fā)生復(fù)雜的水蒸汽轉(zhuǎn)化反應(yīng)。整個(gè)反應(yīng)過程是吸熱的，所需熱量由分布在轉(zhuǎn)化爐頂部的氣體燃料燒嘴提供，出轉(zhuǎn)化爐 820℃高溫轉(zhuǎn)化氣經(jīng)轉(zhuǎn)化氣蒸汽發(fā)生器換熱后，溫度降至400000來自轉(zhuǎn)化氣蒸汽發(fā)生器約催化劑的作用下發(fā)生變換反應(yīng)，將變換氣中360℃,0入口溫0000。360℃的轉(zhuǎn)化氣進(jìn)入中溫變換反應(yīng)器，COOOOO300000在變氣經(jīng)鍋爐給水第二換熱器0鍋爐給水第一換熱器、脫鹽水預(yù)熱器進(jìn)行熱交0回收大00余口后，再經(jīng)00口水冷卻器冷卻至 40℃,并經(jīng)00000PSA單元。50PSA單元來自口氣單元壓力約 2.5MPa(G)0溫度 40℃00氣0入口區(qū)0,自塔底00吸附塔0正處于吸附工況的塔口始終同時(shí)有兩臺(tái))，在其中多種吸附劑的依次選擇吸附下，一次性除去氫以外的幾乎所有雜質(zhì)，OOOOOO99.99%的產(chǎn)品口氣，經(jīng)壓力調(diào)節(jié)系統(tǒng)穩(wěn)壓后送出裝置。當(dāng)吸附劑吸附飽和后,通過程控閥門切換至其它塔吸附,吸附飽和的塔則轉(zhuǎn)入再生過程。在再生過程中，吸附塔首先經(jīng)過連續(xù)四次均壓降壓過程盡量回收塔內(nèi)死空間口氣，然后通過順放步序?qū)⑹Ｓ嗟拇蟛糠挚跉夥湃肟诜艢夤?用作以后沖洗步序的沖洗氣源),再通過逆放和沖洗兩個(gè)步序使被吸附雜質(zhì)解吸出來。逆放口吸氣進(jìn)入口吸氣緩沖罐，沖洗解吸氣進(jìn)入口吸氣緩沖罐，然后經(jīng)調(diào)節(jié)閥調(diào)節(jié)混合后穩(wěn)定地送往口氣單元的轉(zhuǎn)化爐作為燃料氣。6、熱回收及產(chǎn)汽系統(tǒng)來自裝置外的脫鹽水經(jīng)脫鹽水預(yù)熱器預(yù)熱后與來自酸性水氣提塔的凈化水混合后進(jìn)入除氧器。除氧水經(jīng)中壓鍋爐給水泵升壓后，再經(jīng)鍋爐給水第一預(yù)熱器和鍋爐給水第二預(yù)熱器預(yù)熱后進(jìn)入中壓口包。鍋爐水通過自然循環(huán)的方式分別經(jīng)過轉(zhuǎn)化爐對(duì)流段的產(chǎn)汽段、水保護(hù)段及轉(zhuǎn)化氣蒸汽發(fā)生器產(chǎn)生中壓蒸汽。所產(chǎn)生的中壓蒸汽在轉(zhuǎn)化爐對(duì)流段蒸汽過熱段過熱至430口離開汽包。一部分蒸汽作為工藝蒸汽使用；另一部分減溫減壓至1.0MPa進(jìn)入全廠低壓蒸汽管網(wǎng)。第四節(jié)裝置平面布置一、遵守的主要標(biāo)準(zhǔn)、規(guī)范《石油化工企業(yè)設(shè)計(jì)防火規(guī)范》GB50160-92（1999年版）《爆炸和火災(zāi)危險(xiǎn)環(huán)境電力裝置設(shè)計(jì)規(guī)范》GB50058-92《石油化工企業(yè)建筑設(shè)計(jì)規(guī)范》SHJ17-90《石油化工企業(yè)工藝裝置設(shè)備平面布置設(shè)計(jì)通則》SHJ11-89OOOOOO根據(jù)金澳科技0000化工有限公司公司 30萬噸/年加氫精制及制口聯(lián)合裝置的規(guī)劃， 30萬噸/年汽柴油加氫精制裝置、 5000m3n∕h制氫裝置按聯(lián)合裝置布置,可布置在汽柴油加氫精制及制氫裝置的預(yù)留地內(nèi)。三、裝置占地：見附圖 5總平面布置圖，占地約 1.6200000O周邊道路面積的一半0。第五節(jié)000000一、加氫精制裝置公用工程消耗序號(hào)項(xiàng)目單位數(shù)量備 注~^Γ~循環(huán)t/h-14530-連^τ-生活水t/h2間~^3~電-Kwh/h--96340-連4^~1.0MPa蒸汽t/h044間~^~~燃料氣M3n/h-327連-6-凈化壓縮空氣M3n/h--240.00-連7^Γ~