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1、天津石化公司燃料气系统优化攻关报告目前，天津公司燃料气主要用于各装置加热炉的燃料气，来源分自产与外购，自产部分：装置产干气、脱后火炬气、甲烷气；外购部分：天然气。针对作业部燃料气中高品质组分被低效能使用现状，公司成立燃料气系统专家攻关小组，优化公司燃料气运行网络，以弃小利算大账、树立大局意识为原则，将轻烃综合利用、能源合理高效分配作为追求发展的有效途径，使公司燃料气系统管理水平得到整体提升。现就本公司燃料系统现状进行分析优化：公司燃料系统现状分析：炼油部：1. 燃料气来源：（1） 各装置自产气体（2） 天然气补充（3） 烯烃部富裕甲烷气2. 现状说明：炼油部燃料气主要用于各装置加热炉的消耗，自
2、产部分为脱后 1#、2#焦化干气、脱后 1#、2#裂化干气、催化干气和脱后新、老火炬气，外购部分为天然气和小乙烯甲烷气，同时燃料气管网还具备补充液化气的能力。表 1：炼油部燃料气产耗平衡表（2013 年 8 月份燃料平衡情况）产气点 产气量（Nm3/h） 耗气点 耗气量（Nm3/h）脱后 1#焦干 9000 1#常减压 1500脱后 2#焦干 21000 2#常减压 2200脱后老火炬气 2500 3#常减压 9000脱后新火炬气 6000 1#加氢裂化 1500催化干气 6000 2#加氢裂化 2300其中：外送化工 3000 1#柴油加氢 600脱后 2#裂干 9000 2#柴油加氢 31
3、00小乙烯甲烷气 1200 汽柴油加氢 500外购天然气 20000 蜡油加氢 900其中制氢原料 16000 1#焦化 25002#焦化 5600重整抽提 11500航煤加氢 200制氢装置 250020 万吨硫磺 1500合计 54700 合计 45400上表为炼油部 8 月份的燃料气产耗平衡情况，由于夏季温度高，各装置的加热炉瓦斯消耗低于全年平均水平，同时装置瓦斯的气相量高于全年平均水平，因此现阶段炼油部燃料气产量比耗量高约 10000Nm3/h。燃料气 产量富裕的部分通过外送化工部和制氢提高原料中焦干的比例来进行平衡。表 2：炼油部各分支产气组成：1#焦干 2#焦干 2#裂干 催化干气
4、 新火炬 老火炬氢 4.1 10.79 42.83 15.66 45.39 12.29氧 0.54 0.91 0.6 0.24 2.68 0.19氮 3.77 5.61 4.66 7.63 5.14 2.27一氧化碳 0.01 0.29 0.01 0.6 0.01 0.29二氧化碳 0.13 0.39 0.01 2.3 0.03 0.78甲烷 48.74 41.21 24.43 35.06 8.52 20.12乙烷 23.25 23.01 15.34 16.64 6.62 7.33乙烯 2.44 2.08 0.01 19.45 0.04 1.36丙烷 2.08 1.35 7.78 0.14 4
5、.84 6.09丙烯 1.2 1 0.01 0.77 0.05 4.73异丁烷 0.05 0.08 1.1 0.27 2.88 9.57正丁烷 0.09 0.36 0.14 0.18 7.36 8.81异丁烯 0.02 0.06 0.01 0.04 0.04 0.63正丁烯 0.01 0.09 0.01 0.08 0.02 0.76反丁烯 0.03 0.03 0.01 0.15 0.02 0.68顺丁烯 0.01 0.02 0.01 0.12 0.01 0.49碳五及以上 0.03 0.04 0.23 0.36 11.59 18.693炼油火炬系统说明;炼油部现有火炬五座，583#化工火炬气系
6、统、584#炼油新区火炬气系统、1#火炬、2#加氢火炬系统、125#酸性气火炬系统。其中， 1#火炬为非临氢相关装置的配套设施，2#火炬为临氢相关装置的配套设施。1#火炬在正常生产的情况下处于彻底熄灭状态，在开、停工阶段、装置出现事故状态、生产不稳定或厂气系统供需难以平衡时，才会点燃。2#火炬是为临氢装置配套的火炬，故而该系统气体中氢含量较高。因氢气燃烧热值较低，并考虑加氢裂化装置在事故状态时的放空量及压力都较大，故而 2#火炬暂时未熄灭。同时酸性气管网直接通至 2#火炬头，当脱硫制硫停产或不正常时，也可在 2#火炬烧掉。（酸性气线也可去 1#火炬。）老区火炬工段有：20000 Nm 3、50
7、00 Nm3 螺旋升降湿式气柜各一座；火炬三座；新区火炬工段有：2*20000 Nm 3 气柜两座；火炬两座。老区火炬气柜回收瓦斯：1000 Nm 3/h；新区火炬气柜回收燃料气：6000 Nm 3/h。化工部：1.燃料气来源：1 各装置自产气体2 天然气补充3 炼油部催化干气补充2.现状说明：化工部 BPX、芳烃、PTA、聚酯四套主装置主燃料均采用天然气做燃料，正常消耗量在 13000 -15000 Nm3/h。其中炼油部供瓦斯只在 BPX 装置消耗，消耗量在 2-3t/h，比较符合目前加热炉运行实际情况。燃料方面的物料平衡情况现状如下：其中自产液化气已经全部外送烯烃部，炼油供瓦斯在 2-3
8、t/h 左右，歧化异构化尾气量4.5t/h 左右。预计实现歧化异构化尾气送烯烃部做裂解料后，化工部现有装置预计投用天然气用量 20000-21000 Nm3/h。燃料流程图见附件：烯烃部：1.燃料气来源：1 乙烯装置自产气体2.现状说明：（1）烯烃部现有甲烷外送 DN50 管线一条，流量 计后变为 DN80，至热电部与炼油部 DN100 管线相连，既可以送 热电部也可送炼油部。送炼油部时需用制冷压缩机 GB-302 出口管线，最大送量：1.5t/h（阀门全开），管网 设定放火炬压力现为 1.25MPa。送热电部可从甲烷管网低压外送，压力 0.5 MPa，最大送量：2.7t/h。 （2）接收中沙
9、甲烷情况：烯烃部与中沙之间有一条 DN100 的甲烷联 通线，压力约 0.5 MPa，进装置后 变径 为 DN80，最大接收量 约为 2t/h（阀门全开）。中沙利用此线送热电部，在此线上热电部东侧增加了一个送热电部的支线。表 3：烯烃部甲烷平衡情况生产量 引中沙的量 外送量2012 年 1-12 月 98098 985 90302013 年 1-6 月 54956 1688 3906热电部：1.燃料气来源：（1） 接中沙公司富裕甲烷气（2） 接烯烃部富裕甲烷气（3） 接炼油部富裕瓦斯气2.用气装置：6#、7#炉3.现状说明：热电部#6、7 炉是高温、高压煤粉炉，原设计煤种为贫瘦煤，2007 年
10、因实际需要，将燃烧煤种改为神华煤掺烧贫煤。锅炉型式单汽包、自然循环，单炉体负压炉膛， 形布置的固 态排渣煤粉炉；燃烧方式：四角喷燃，每炉 4 个瓦斯火嘴。现统计，年消耗甲烷 4.2 万吨。（五）中沙石化1.燃料气来源：装置自产气、天然气（仅开停工时使用）。2.用气装置：乙烯装置、苯酚丙酮。3、现状说明：（1）.内部使用,SSTPC 公司燃料气系统主要由乙烯装置自产甲烷氢及火炬回收气提供，来自再生系统的甲烷尾气进入燃料气系统，部分过量的氢气也会进入燃料气系统。中沙公司燃料消耗主要用于裂解炉、DPG 装置加热炉、火炬长明灯、苯酚丙酮装置焚烧炉。其中部分高压甲烷作为致稳剂送至乙二醇装置。现有中沙至烯
11、烃部甲烷线（DN100 ）一条，用于中沙、 烯烃部甲烷互供，在开车时保证 DA301 和燃料系统压力稳定条件下，将最大 2.0-2.3t/h 富余甲烷送至 TPCC 公司烯烃部。中沙至烯烃部火炬线（DN250）一条，经改造后，用于中沙供热电部甲烷。甲烷外供压力均为 0.53MPa。（2）.自产甲烷量约 66t/h（随投油种类及裂解炉运行状况波 动），燃料气消耗约 64t/h（受裂解炉 烧焦等操作影响波 动）。（3）.现中沙有两条火炬气管线，乙烯火炬管线（DN1800）、聚烯烃火炬管线（DN1400），两条管线代替气柜进行火炬气回收，火炬气回收量约 3t/h。（4）外部输入，在乙烯装置开停车时，
12、通过将中石油大港油田未站天然气经 DN200 管 线引入乙烯装置 F-F 接口后并入。（六）公司燃料气互供情况列表：表 4：供气单位 接气单位气体品种平均流量:T/H压力：MPa 6 月累计：T7 月累计：T单价:元/吨月发生费用，万元炼油部 化工部 干气 2.5 0.65 2171 2039 2400 521炼油部 甲烷 1.0 0.5/1.0 640 629 2400 153烯烃部热电部 甲烷 1.0 0.5中沙公司 热电部 甲烷 5.8 0.5 5626（4100）3106 1150（动态）471.5炼油部 天然气 3.5 12306 12075 3000 3691.8天然气公司 化工部
13、 天然气2.0 6022 6359 3000 1806.6二、系统优化方案：中沙甲烷气转供化工部：1.优化出发点：现中沙石化甲烷气直送热电部 6#、7#粉煤炉，替代燃煤，中沙甲烷气供应量：4000-14000 Nm3/h，年消耗量 5 万吨，供气压力：0.47-0.55MPa。从 “大天津石化”层面考 虑，将中沙甲 烷用来替代天然气，天然气与煤炭的价格差就是增效切入点。 单位：V组分 氢 氮 一氧化碳 甲烷 乙烷 乙烯含量 6.54 0.15 0.31 92.18 0.40 0.42化工部接收压力：0.37MPa,中沙甲烷气并入加热炉前。2.流程叙述：输送路由：中沙- 热电部西北侧管廊-化工部
14、 BPX-化工部 PX（二）化工歧化尾气送烯烃部作裂解原料：1. 优化出发点：化工部芳烃装置产出歧化、异构化尾气约4.5t/h，该尾气排入燃料系统使用，尾气中含有大量乙烷、丙烷等轻烃组分，造成了资源的极大浪费。优化将化工部芳烃装置歧化、异构化的尾气提压后送往烯烃部，项 目不改变芳烃装置现有生产能力及原料、产品和副产品技术规格。2. 尾气规格：歧化异构化尾气压力为0.30MPa，温度为40，组成见下表。表 5：大芳烃装置两股燃料气的产量和组成如下：（1）歧化单元 D-503 产出：流量为 3.5t/h，组 成：组分 H2 N2 C1 C2 C3mol% 24.81 0.30 3.74 37.61
15、 29.91组分 IC4 NC4 IC5 NC5 C5=/C6mol% 1.32 1.45 0.45 0.11 0.32（2）异构化单元 D-702 产出：流量 1t/h，组成：组分 H2 N2 C1 C2 C3mol% 30.16 0.42 5.54 18.85 24.70组分 IC4 NC4 IC5 NC5 C5=/C6mol% 11.92 5.52 2.17 0.48 0.243.生产方法及工艺路线：项目不改变装置现有生产方法及工艺路线，仅对尾气升压输送。0.3MPa 的歧化、异构化尾气经尾气压缩机增压至1.0MPa后，送往烯烃部。芳烃装置的歧化、异构化尾气在0.3Mpa，40下，首先进
16、入压缩机入口缓冲罐,然后进入尾气压缩机,将尾气压缩至1.0MPa,并经过压缩机附属冷却器冷却至40,后经过压缩机出口缓冲罐分液处理后将尾气外送。压缩机设出口返入口压控阀，保护机器。在压缩机出口管线上设压控阀，去火炬系统以避免异常情况下系统憋压。加压后的尾气经过质量流量计计量,外输至烯烃部乙烯装置作裂解原料。增加主要设备是两台往复式压缩机及其附属设施、化工部装置至烯烃部的管线、计量仪表、调节阀等。投资估算两台往复式压缩机及其附属设施500万元，化工部至烯烃部管线400万元（送至中沙石化350万元），电气仪表计量投资200万元，合计投资需要1100万元。预计项目实施后，大芳烃装置反应尾气及液化气 5.46 万吨，每年经济效益 1.24 亿元。（三）烯烃部甲烷气送化工部替代天然气1. 优化出发点：烯烃部自产甲烷气，现送至炼油部，流程过长，压损太大，经常出现甲烷送不进炼油部管网的现象，造成甲烷放火炬。如与中沙甲
