專利名稱：一種低水氣比串飽和熱水塔co變換工藝的制作方法
技術領域：
本發(fā)明涉及到CO變換工藝，具體指一種低水氣比串飽和熱水塔CO變換工藝。
背景技術：
進入21世紀以來受石油資源日趨緊張影響，我國的煤化工進入快速發(fā)展階段，以煤為原料進行氨合成、甲醇合成、費托合成等項目紛紛啟動，以上項目均需先將煤進行氣化生成粗煤氣?，F(xiàn)代煤氣化技術的發(fā)展從提高能源利用效率和保護環(huán)境方面考慮，較多的選用了氣流床煤氣化技術。鑒于殼牌粉煤氣化技術具有對煤質要求低、碳的轉化率和合成氣有效組分高以及運行費用低等諸多優(yōu)點，我國本世紀初先后引進了十多套采用殼牌粉煤氣化工藝的大型煤化工裝置。我國引進殼牌粉煤氣化技術時，此技術商業(yè)化運營僅限于使用凈化后的粗合成氣燃氣蒸汽聯(lián)合循環(huán)發(fā)電裝置，不需要設置CO變換工序，但將此技術用于造氣來配套合成氨、制氫、合成甲醇等裝置時就面臨高濃度CO變換技術難題。殼牌粉煤氣化制得的粗合成氣中CO干基體積含量大于60 %，水蒸汽體積含量小于20 %，是一種水蒸汽含量低同時CO 含量高的粗煤氣。CO變換是水蒸汽和CO的等摩爾反應，但粗合成氣中CO和水蒸汽含量并不匹配，需要補入大量水蒸汽才能完成變換反應，造成變換單元中壓過熱蒸汽消耗居高不下。另外CO變換是高放熱反應，如何有效控制CO變換反應的床層溫度，避免甲烷化副反應的發(fā)生，延長變換催化劑的使用壽命等，均成為與殼牌粉煤氣化技術配套的變換流程開發(fā)的重點和難點。目前與殼牌粉煤氣化相配套的變換流程，較普遍的采用了高水氣比的耐硫變換工藝流程，其流程特點是在預變換爐入口添加大量中壓過熱蒸汽，使水/干氣摩爾比達到 1.30以上，然后分段進行變換反應，最終變換氣出口 CO干基體積含量一般不高于0.4%。如申請?zhí)枮?00710068401. 0的中國發(fā)明專利所公開的《一種與粉煤氣化配套的 CO變換工藝》，其預變換爐水/干氣摩爾比為1. 3 1. 5。過高的水氣比使預變換催化劑操作環(huán)境惡化，在實際生產中預變換催化劑短期內活性急劇衰退并且板結，系統(tǒng)壓降顯著增加，預變催化劑更換頻繁，嚴重影響變換裝置的長周期穩(wěn)定運行，并且此變換流程的中壓過熱蒸汽消耗偏大，增加了企業(yè)的生產成本。由于配套于殼牌粉煤氣化的高水氣比變換技術存在的諸多問題，好多生產企業(yè)對高水氣比變換流程進行了局部的技術改造，推出了低串中水氣比變換技術。如申請?zhí)枮?01010548457. 8的中國發(fā)明專利申請所公開的《一種低水氣比串中水氣比的CO變換工藝》，此變換工藝解決了預變換催化劑壽命短問題，但對中壓過熱蒸汽消耗大這個主要問題沒有徹底解決，能耗仍然很高。相比高水氣比變換技術在殼牌粉煤氣化裝置上的廣泛引用，采用低水氣比變換技術的殼牌粉煤氣化裝置較少，其流程特點是在第一變換爐的入口不添加蒸汽，利用粗煤氣自帶的水蒸汽進行變換反應，在后續(xù)的各變換爐入口添加適量蒸汽或工藝冷凝液，使各段變換爐入口水/干氣摩爾比均控制在0. 5以下，最終變換氣出口 CO干基體積含量一般高于0. 6%。如申請?zhí)枮?00710087573. 2的中國發(fā)明專利所公開的《一種粉煤氣化低水/氣耐硫變換工藝》為低水氣比CO耐硫變換工藝流程，各段變換爐入口水/干氣摩爾比均控制在 0.5以下。因為變換氣中水蒸汽含量低，在實際生產中暴露出以下問題1)變換爐或反應段數(shù)較多由于水氣比低，每段的溫升小，在達到同樣轉化率的前提下必然需要更多的反應段數(shù)來完成。2)裝置操作控制難度大每段變換爐前均需要精確調節(jié)水氣比，如果上游變換爐水氣比調節(jié)出現(xiàn)偏差，則容易傳遞到下游變換爐，增加了操作控制的難度。3)存在甲烷化副反應每段變換爐的水氣比均很低，變換爐溫度波動容易引起甲烷化副反應發(fā)生。4)蒸汽消耗較多低水汽比變換技術中壓過熱蒸汽消耗相比高水汽比變換技術要低，但總體來看中壓過熱蒸汽的消耗仍然較大。

發(fā)明內容
本發(fā)明所要解決的技術問題是針對現(xiàn)有技術的現(xiàn)狀提供一種低水氣比串飽和熱水塔CO變換工藝，以解決高水氣變換工藝中的預變換催化劑使用壽命短，失活快、更換頻繁、系統(tǒng)壓降大等問題；同時解決低水氣比串中水氣比的CO變換工藝中壓過熱蒸汽消耗大問題，最后還要解決低水氣比變換工藝中反應推動力小、變換爐或反應段數(shù)較多、裝置操作控制難度以及存在甲烷化副反應等問題。本發(fā)明解決上述技術問題所采用的技術方案為該低水氣比串飽和熱水塔CO變換工藝，其特征在于包括下述步驟由粉煤氣化工段來的粗煤氣首先送入氣液分離器進行氣液相分離；從氣液分離器頂部出來的粗煤氣經換熱升溫并與少量中壓過熱蒸汽充分混合后， 送入脫毒槽；控制進入脫毒槽的粗煤氣溫度為190 250°C、水/干氣摩爾比為0. 19 0. 23 ；粗煤氣在脫毒槽除去雜質后進入預變換爐進行初步變換反應；在預變換爐底部得到的預變混合氣進入第一氣液混合器，用凈化工藝冷凝液進行激冷增濕降溫，使預變混合氣溫度降至165°C 200°C ；急冷增濕降溫后的預變混合氣從飽和塔的下部送入飽和塔，從熱水塔底部送來的工藝循環(huán)水經過換熱至200 220°C后從飽和塔的上部進入飽和塔，兩股物流在飽和塔內進行逆流傳熱傳質；在飽和塔的底部得到的工藝循環(huán)水經飽和塔底泵加壓從熱水塔中部返回熱水塔；預變混合氣在飽和塔內被增濕和提溫后從飽和塔頂部送出，進入第二氣液混合器，與來自管網的中壓過熱蒸汽以及少量工藝冷凝液混合增濕提溫后，送入第一變換爐進行深度變換反應；控制進入第一變換爐的預變混合氣的水/干氣摩爾比為0. 80 1. 0、溫度 250°C 280 ；出第一變換爐的一變混合氣換熱降溫至220°C 260°C后送入第二變換爐繼續(xù)進行變換反應；出第二變換爐的二變混合氣換熱降溫至180°C 200°C后從熱水塔下部送入，與熱水塔中部的工藝循環(huán)水進行逆流傳質傳熱，在熱水塔的上部噴入凈化工藝冷凝液和中壓鍋爐水；工藝循環(huán)水與凈化冷凝液和中壓鍋爐水的摩爾比為7. 0 10. 0，進行逆流傳質傳熱；在熱水塔頂部得到降溫后的變換混合氣，在熱水塔底部得到工藝循環(huán)水；上述從熱水塔中部進入熱水塔的工藝循環(huán)水的用量與進入氣液分離器的干基粗煤氣的摩爾比例為4.0 6.0;為了有效利用系統(tǒng)內的熱量，降低能耗，改良后的低水氣比串飽和熱水塔CO變換工藝，其特征在于包括下述步驟由粉煤氣化工段送來的粗煤氣首先進入氣液分離器分離出液相，氣相進入變換爐預熱器與來自第二變換爐的二變混合氣換熱提溫到190 250°C，再與來自管網的的中壓過熱蒸汽混合，控制進入脫毒槽3的粗煤氣溫度為190 250°C、水/干氣摩爾比為0. 19 0. 23 ；在脫毒槽除去雜質后的粗煤氣進入預變換爐進行初步變換反應；在預變換爐底部得到的預變混合氣進入第一氣液混合器，用凈化工藝冷凝液進行激冷增濕降溫，預變混合氣溫度降至165 200°C ；然后從飽和塔下部送入；從熱水塔底部來的工藝循環(huán)水依次進入后冷卻器和中間冷卻器分別與來自變換爐預熱器的二變混合氣、來自變換氣換熱器的一變混合氣換熱至200°C 220°C后，從飽和塔的上部進入飽和塔；在飽和塔內工藝循環(huán)水和預變混合氣逆流接觸進行傳熱傳質；工藝循環(huán)水從飽和塔底部送出，經飽和塔底泵加壓后從熱水塔的中部送回熱水塔重新進行循環(huán)加熱；預變混合氣在飽和塔內增濕提溫后從飽和塔頂部送出，與來自管網的中壓過熱蒸汽以及少量凈化工藝冷凝液混合增濕提溫，然后送入變換氣換熱器與來自第一變換爐的一變混合氣換熱后送入第一變換爐進行深度變換反應；控制進入第一變換爐的預變混合氣的水/干氣摩爾比0. 80 1.0、溫度250°C ^0°C ；出第一變換爐的一變混合氣在變換氣換熱器內與來自飽和塔的預變混合氣換熱后送入中間冷卻器降溫至230°C 260°C，然后送入第二變換爐繼續(xù)進行變換反應；出第二變換爐的二變混合氣送入變換爐預熱器與粗煤氣進行換熱后，送入后冷卻器與來自熱水塔的工藝循環(huán)水換熱后，二變混合氣從熱水塔下部送入熱水塔，依次與熱水塔中部噴淋下來的工藝循環(huán)水、熱水塔上部噴淋下來的凈化工藝冷凝液以及中壓鍋爐水進行逆流傳質傳熱；在熱水塔的頂部得到變換混合氣，在熱水塔的底部得到工藝循環(huán)水；熱水塔中工藝循環(huán)水與凈化冷凝液和中壓鍋爐水的摩爾比為7. 0 10. 0，并且該工藝循環(huán)水的用量與進入氣液分離器的干基粗煤氣的摩爾比例為4. 0 6. 0。本發(fā)明所提供的低水氣比串飽和熱水塔CO變換工藝創(chuàng)造性地將飽和塔和熱水塔
引入到CO變換系統(tǒng)中，并且對現(xiàn)有的熱水塔結構做了改進，在熱水塔的中部增加了噴淋入□。一、與現(xiàn)有高水氣比CO變換工藝相比較，本發(fā)明的優(yōu)點在于1、預變換過程中主要使用粗煤氣自帶的水蒸汽進行變換反應，不添加或少量補入中壓過熱蒸汽，預變換爐出口的高溫氣體在進入飽和塔之前使用凈化工藝冷凝液淬冷增濕降溫，減少了中壓過熱蒸汽用量，降低了能耗；2、進入預變換爐的混合氣水氣比低，混合氣的露點溫度低，預變催化劑濕基運行空速也低，可以避免高水氣變換流程預變催化劑極易出現(xiàn)的泡水板結問題，因此預變催化劑的使用壽命更長；3、使用飽和塔對預變混合氣進行增溫增濕，可節(jié)省大量中壓過熱蒸汽；4、使用熱水塔對二變混合氣進行降溫減濕，減輕了后系統(tǒng)對變換低位余熱的回收負荷，簡化了余熱回收流程設置；5、第一變換爐內催化劑的運行溫度和水氣比均低于高水氣比工藝，運行環(huán)境較溫和，因此第一變換爐內的催化劑使用壽命增長，也起到了節(jié)省裝置運行費用的效果。二、與現(xiàn)有的一種低水氣比串中水氣比的CO變換工藝相比較，本發(fā)明的優(yōu)點在于1、使用飽和塔對預變混合氣進行增溫增濕，可節(jié)省大量中壓過熱蒸汽；2、使用熱水塔對二變混合氣進行降溫減濕，減輕了后系統(tǒng)對變換低位余熱的回收負荷，簡化了余熱回收流程設置。三、與現(xiàn)有的低水氣CO變換工藝相比較，本發(fā)明的優(yōu)點在于1、采用低水氣比串飽和熱水塔CO變換流程，各段變換反應推動力適中，較低水氣比工藝流程反應推動力大，減少了變換爐或變換反應段數(shù)；2、使用飽和塔對預變混合氣進行增溫增濕，可節(jié)省大量中壓過熱蒸汽；3、使用熱水塔對二變混合氣進行降溫減濕，減輕了后系統(tǒng)對變換低位余熱的回收負荷，簡化了余熱回收流程設置。本發(fā)明所提供的低水氣比串中水氣比CO變換工藝特別適合配套殼牌粉煤氣化裝
置使用。


圖1為本發(fā)明實施例的工藝流程示意圖；圖2為本發(fā)明實施例中熱水塔的結構示意圖。
具體實施例方式以下的附圖實施例對本發(fā)明作進一步詳細描述。如圖2所示，熱水塔塔體的頂部設有變換氣出口 131，塔體的底部設有工藝循環(huán)水出口 132，塔體側壁的下部設有二變混合氣入口 133，塔體側壁的中部設有工藝循環(huán)水入口 134，塔體側壁的上部設有凈化工藝冷凝液入口 135，并且所述的工藝循環(huán)水入口 134和所述的工藝冷凝液入口 135分別連接設置在所述塔體內的噴淋裝置136。本實施例配套Shell粉煤氣化造氣生產30萬噸/年合成氨52萬噸/年尿素的典型的化肥裝置。如圖1所示，該低水氣比串飽和熱水塔CO變換工藝包括下述步驟

由粉煤氣化工段送來的飽和了水蒸汽的粗煤氣溫度160°C，壓力3. 7Mpa，在用管道將粗煤氣從氣化工段送到變換工段的過程中由于熱量損失，粗煤氣中的少量水蒸氣會被冷凝生成冷凝液，粗煤氣和凝液在管道系統(tǒng)內共存會導致管線和設備的腐蝕以及震動，所以粗煤氣在進入預變換爐之前需要將其中的凝液分離出來。因此本實施例先將粗煤氣送入氣液分離器1，液體從氣液分離器1的底部出口流出。從氣液分離器1頂部出來的經過分液后的粗煤氣經變換爐預熱器2與二變混合氣換熱提溫到200°C，再與來自管網的溫度400°C，壓力4. OMpa的少量中壓過熱蒸汽充分混合后進入脫毒槽3除去粗煤氣中的雜質?？刂七M入脫毒槽3的粗煤氣水/干氣摩爾比為0. 19，然后進入預變換爐4進行初步的變換反應。離開預變換爐4的375°C預變混合氣進入第一氣液混合器5，用后系統(tǒng)來的凈化工藝冷凝液進行激冷增濕，溫度降到165°C的預變混合氣進入到飽和塔6側壁下部， 從熱水塔13底部來的工藝循環(huán)水通過兩次換熱提溫，溫度增至214°C的工藝循環(huán)水從飽和塔6側壁上部進入，和預變混合氣逆流接觸進行傳熱傳質；工藝循環(huán)水溫度逐漸降低到 157°C，從飽和塔6底部送出，經飽和塔底泵14加壓后送到熱水塔13重新進行加熱，預變混合氣在飽和塔6內被增濕和提溫，溫度達到193°C，水/干氣摩爾比為0. 7，預變混合氣從飽和塔6頂部送出，進入第二氣液混合器7。從管網來的溫度400°C、壓力4. OMpa的中壓過熱蒸汽以及來自后系統(tǒng)的凈化工藝冷凝液再次對預變混合氣進行增濕提溫，使其水/干氣摩爾比到達0. 90，溫度達到215°C后進入變換氣換熱器8加熱至260°C，隨后進入第一變換爐 9進行深度變換反應。出第一變換爐9的一變混合氣溫度約為404°C，CO干基體積含量約為7. 5 %。一變混合氣進入變換氣換熱器8加熱第一變換爐進口預變混合氣，同時一變混合氣溫度降至357°C，進入中間冷卻器10加熱工藝循環(huán)水后進一步降溫到230°C，然后送入第二變換爐11繼續(xù)進行變換反應，出第二變換爐11的二變混合氣溫度約為273°C，C0干基體積含量約為1. 2%。二變混合氣進入變換爐預熱器2對粗煤氣進行加熱，同時二變混合氣溫度降到2M°C，隨后進入后冷卻器12加熱從熱水塔13來的工藝循環(huán)水，二變混合氣溫度降低到185°C進入熱水塔13側壁下部，在熱水塔13的中部與來自飽和塔6的工藝循環(huán)水進行逆流傳質傳熱，在熱水塔13的上部與來自后系統(tǒng)來的凈化工藝冷凝液以及管網來的中壓鍋爐水進行逆流傳質傳熱。凈化工藝冷凝液以及補入的中壓鍋爐水和工藝循環(huán)水混合后在熱水塔13底部統(tǒng)稱工藝循環(huán)水。二變混合氣溫度逐漸降低至164°C，從熱水塔13頂部送出去下游。熱水塔13底部送出的工藝循環(huán)水溫度升至177°C，經熱水塔塔底泵15加壓以及逐級換熱至214°C后送飽和塔6。對比例對于采用Shell粉煤氣化造氣生產30萬噸/年合成氨52萬噸/年尿素的典型的化肥裝置，進入變換工段的有效氣(H2+C0)大約為85000Nm3/h，在此基準下對高水氣比變換工藝和低水氣比串飽和熱水塔變換工藝主要參數(shù)進行對比見表1。表 權利要求
1.一種低水氣比串飽和熱水塔CO變換工藝，其特征在于包括下述步驟 由粉煤氣化工段來的粗煤氣首先送入氣液分離器(1)進行氣液相分離；從氣液分離器(1)頂部出來的粗煤氣經換熱升溫并與少量中壓過熱蒸汽充分混合后， 送入脫毒槽(3)；控制進入脫毒槽(3)的粗煤氣溫度為190 250°C、水/干氣摩爾比為 0. 19 0. 23 ；粗煤氣在脫毒槽(3)除去雜質后進入預變換爐(4)進行初步變換反應；在預變換爐(4)底部得到的預變混合氣進入第一氣液混合器(5)，用凈化工藝冷凝液進行激冷增濕降溫，使預變混合氣溫度降至165 200°C ；急冷增濕降溫后的預變混合氣從飽和塔(6)的下部送入飽和塔，從熱水塔(1 底部送來的工藝循環(huán)水經換熱至200 220°C后從飽和塔(6)的上部進入飽和塔，兩股物流在飽和塔(6)內進行逆流傳熱傳質；在飽和塔(6)的底部得到的工藝循環(huán)水經飽和塔底泵(14) 加壓從熱水塔(1 中部返回熱水塔；預變混合氣在飽和塔(6)內被增濕和提溫后從飽和塔(6)頂部送出，進入第二氣液混合器(7)，與來自管網的中壓過熱蒸汽以及少量凈化工藝冷凝液混合增濕提溫后，送入第一變換爐(9)進行深度變換反應；控制進入第一變換爐(9)的預變混合氣的水/干氣摩爾比為 0. 80 1. 0、溫度 250 280°C ；出第一變換爐(9)的一變混合氣換熱降溫至220 ^KTC后送入第二變換爐(11)繼續(xù)進行變換反應；出第二變換爐(11)的二變混合氣換熱降溫至180 200°C后從熱水塔(1 下部送入，與熱水塔(1 中部的工藝循環(huán)水進行逆流傳質傳熱，在熱水塔(1 的上部噴入凈化工藝冷凝液和中壓鍋爐水；工藝循環(huán)水與凈化冷凝液和中壓鍋爐水的摩爾比為7. 0 10. 0， 進行逆流傳質傳熱；在熱水塔頂部得到降溫后的變換混合氣，在熱水塔底部得到工藝循環(huán)水；上述從熱水塔中部進入熱水塔的工藝循環(huán)水的用量與進入氣液分離器(1)的干基粗煤氣的摩爾比例為4.0 6.0;所述熱水塔塔體的頂部設有變換氣出口(131)，塔體的底部設有工藝循環(huán)水出口 (132)，塔體側壁的下部設有二變混合氣入口(133)，塔體側壁的中部設有工藝循環(huán)水入口 (134)，塔體側壁的上部設有凈化工藝冷凝液以及中壓鍋爐水入口(13 ，并且所述的工藝循環(huán)水入口(134)和所述的凈化工藝冷凝液以及中壓鍋爐水入口(13 分別連接設置在所述塔體內的噴淋裝置(136)。
2.根據(jù)權利要求1所述的低水氣比串飽和熱水塔CO變換工藝，其特征在于包括下述步驟由粉煤氣化工段送來的粗煤氣首先進入氣液分離器(1)分離出液相，氣相進入變換爐預熱器(2)與來自第二變換爐(11)的二變混合氣換熱提溫到190 250°C，再與來自管網的少量中壓過熱蒸汽混合，控制進入脫毒槽⑶的粗煤氣溫度為190 250°C、水/干氣摩爾比為0. 19 0. 23 ；在脫毒槽(3)除去雜質后的粗煤氣進入預變換爐(4)進行初步變換反應；在預變換爐 (4)底部得到的預變混合氣進入第一氣液混合器(5)，用凈化工藝冷凝液進行激冷增濕降溫，預變混合氣溫度降至165 200°C ；然后從飽和塔(6)下部送入；從熱水塔(1 底部來的工藝循環(huán)水依次進入后冷卻器(1 和中間冷卻器(10)分別與來自變換爐預熱器O)的二變混合氣、來自變換氣換熱器(8)的一變混合氣換熱至 200 220°C后，從飽和塔(6)的上部進入飽和塔(6)；在飽和塔(6)內工藝循環(huán)水和預變混合氣逆流接觸進行傳熱傳質；工藝循環(huán)水從飽和塔(6)底部送出，經飽和塔底泵(14)加壓后從熱水塔(1 的中部送回熱水塔(1 重新進行循環(huán)加熱；預變混合氣在飽和塔(6)內增濕提溫后從飽和塔(6)頂部送出，與來自管網的中壓過熱蒸汽以及少量凈化工藝冷凝液混合增濕提溫，然后送入變換氣換熱器(8)與來自第一變換爐(9)的一變混合氣換熱后送入第一變換爐(9)進行深度變換反應；控制進入第一變換爐(9)的預變混合氣的水/干氣摩爾比0. 80 1. 0、溫度250 280°C ；出第一變換爐(9)的一變混合氣在變換氣換熱器(8)內與來自飽和塔(6)的預變混合氣換熱后送入中間冷卻器(10)降溫至220 ^KTC,然后送入第二變換爐(11)繼續(xù)進行變換反應；出第二變換爐(11)的二變混合氣送入變換爐預熱器( 與粗煤氣進行換熱后，送入后冷卻器(1 與來自熱水塔(1 的工藝循環(huán)水換熱后，二變混合氣從熱水塔(1 下部送入熱水塔，依次與熱水塔中部噴淋下來的工藝循環(huán)水、熱水塔上部噴淋下來的凈化工藝冷凝液以及中壓鍋爐水進行逆流傳質傳熱；在熱水塔的頂部得到變換混合氣，在熱水塔的底部得到工藝循環(huán)水；熱水塔中工藝循環(huán)水與凈化工藝冷凝液和中壓鍋爐水的摩爾比為7. 0 10.0，并且該工藝循環(huán)水的用量與進入氣液分離器(1)的干基粗煤氣的摩爾比例為4.0 6. 0。
全文摘要
本發(fā)明涉及到一種低水氣比串飽和熱水塔CO變換工藝，其是將粗煤氣氣液分離后依次送入脫毒槽、預變換爐、飽和塔、第一變換爐、第二變換爐和熱水塔，最后經與熱水塔內的工藝循環(huán)水、凈化工藝冷凝液和中壓鍋爐水進行傳熱傳質后得到符合要求的變換氣。本發(fā)明所提供的低水氣比串飽和熱水塔CO變換工藝創(chuàng)造性地將飽和塔和熱水塔引入到高濃度CO變換系統(tǒng)中，并且對現(xiàn)有的熱水塔結構做了改進，在熱水塔的中部增加了噴淋入口。本發(fā)明所提供的低水氣比串飽和熱水塔CO變換工藝，能夠極大的降低蒸汽消耗量并有效延長預變換催化劑的使用壽命，且反應過程平穩(wěn)易控制。
文檔編號C01B3/12GK102337161SQ20111026054
公開日2012年2月1日 申請日期2011年8月30日 優(yōu)先權日2011年8月30日
發(fā)明者盧新軍, 唐永超, 張駿馳, 徐潔, 施程亮, 許仁春, 陳莉 申請人:中國石化集團寧波工程有限公司, 中國石化集團寧波技術研究院, 中國石油化工股份有限公司