齐鲁石化公胜利炼油厂第二制氢装置.doc

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齐鲁石化公司胜利炼油厂第二制氢装置王全方迟元龙田正浩一、概况胜利炼油厂第二制氢装置是140万吨/年重油加氢装置的主要配套装置，每小时产工业氢4万标准立方米，产品氢纯度＞99.9%。该装置工艺路线为原料油脱硫蒸汽转化中温变换低温变换变压吸附氢提纯。装置由齐鲁石化公司设计院设计，其中10床变压吸附采用UOP专利技术。1987年3月通过初步设计审查，1989年底装置开始建设，1991年4月25日装置中间交接，1991年8月30日装置建成投油，9月5日产出合格工业氢。装置设计原料为50%抽余油+50%拔头油，在生产过程中实际使用的原料是抽余油和常减压的常顶汽油、重油加氢装置的脱硫瓦斯、第二化肥厂来的油田天然气。二、设计及运行参数：表1、原料油性质原料种类设计原料实用原料项目50%抽余油50%拔头油抽余油常顶汽油比重(d420)0.63780.69340.7245C/H(m/m)5.065.145.63馏程(℃)初馏3910%7030%50%11470%90%150终馏166组成(W%)C2C31.70.63C412.960.683.53C537.681.799.77C626.0535.4515.57C711.6436.9118.26C88.121.317.44C91.273.5120.03C100.24其余7.55平均分子量77．2493．4999．9平均分子式C5.29H12.54C6.57H15.21C7.07H15.06杂质含量硫(ppm)200.570氯(ppm)15铅(ppm)砷(ppb) 芳烃(%)9.21烯烃(%)消耗量(t/h)表2、油田天然气组成组份含量（V%）氢17.35甲烷71.24乙烷3.13丙烷1.1异丁烷0.1正丁烷0.19异戊烷0.03正戊烷0.02反丁烯0.03正丁烯0.03总戊烯0.04二氧化碳2.18氮+氧4.56注：以上数据是脱硫后油田天然气组成表3、重油脱硫瓦斯组成组份含量（V%）H262CH415.77C2H67.87C3H86.66C4H105.82C5H121.76表4、主要工艺气组成组成(%)名称设计实际生产H2CH4COCO2H2CH4COCO2转化气66.86.612.813.873.364.238.9413.47中温变换气69.762.921.476.53.821.0918.59低温变换气71.850．22376.943.320.1319.61PSA废气21.5917.447.5453.4327.016.459.2147.33产品氢>99.9平衡≯10ppm≯10ppm>99.92.34ppm8.5ppm0.51ppm 表5、各工序主要控制参数和主要参数参数项设计值操作值脱硫出口S（ppm）<0.5<0.5转化入口温度(℃)500500转化入口压力(MPa)3.152.95转化出口温度(℃)820770转化出口压力(MPa)2.82.7碳空速(h-1)990830水碳比3.54-5.5转化出口甲烷(%干)7<7中变出口温度(℃)412370中变出口CO(%干)31.5中变空速(h-1)19001590低变出口温度(℃)200200低变出口CO(%干)0.30.1低变空速(h-1)19001590PSA出口CO（ppm）<10<10产氢量(M3/h)4000033500产氢量(t/h)0.3620.357三、工艺流程说明1、工艺流程简图 V-115F-101R-101R-102/AR-102/BR-104/AR-104/B废气蒸汽外送分离器加热炉加氢加氢脱氯脱硫脱硫去引风机连排airN2.H2天然气轻油排凝鼓风机强制循环定排净化气瓦斯H2N2锅炉给水泵F-102转化炉工业氢脱盐水经过除氧器去吹脱塔R-103E-104E-105V-109R-105E-106V-110E-107V-111E-108V-112PSA中变原料油预热器锅炉给水加热器第一水分器低变锅炉给水预热器第二水分器空冷第三水分器最终水冷器第四水分器变压吸附器齐鲁石化公司胜利炼油厂第二制氢装置工艺原则流程图 2、工艺流程说明1.1原料油加热由罐区来的4Mpa的原料油与装置外来氢气按比例混合后进入原料油加热器E-104与中温变换反应器R-103出来的变换气换热，将原料油蒸发并加热到300oC~360oC。2.2原料油加热和脱硫经E-104换热后的原料油、氢气的气相混合物经原料加热炉F-101加热后，从顶部进入R-101、R-102/A（钴钼加氢反应器），经钴钼加氢催化剂的催化反应，原料中有机硫转化为无机硫，然后进入脱氯槽R-102/B，脱氯后原料气中的氯含量<1ppm，再进入脱硫槽R-104/A、B，经氧化锌脱硫剂后的原料气中的硫含量<0.5ppm。2.3转化反应经脱硫合格后的原料气在入转化炉前，按水碳比的要求配入一定量的3.2Mpa的自产蒸汽，经转化炉对流段加热至500oC，在2.8Mpa（表）状态下，进入240根转化炉管的顶部，并由顶到底通过转化炉管。油气和蒸汽在转化炉管内的转化催化剂的作用下，发生一系列复杂的化学反应。转化出口气体中含有H2、CO、CO2，未转化的甲烷和未参加反应的H2O。出口气体温度770oC，压力2.6Mpa（表），通过下集气管进入转化废热锅炉E-102。2.4一氧化碳的中温变换从转化炉出来的转化气经废热锅炉换热后其温度从770oC降至320oC，从顶部进入中温变换反应器R-103，在中变催化剂的作用下，气体中的CO与工艺蒸汽反应生成CO2和H2，该反应是放热反应，出口温度应控制在催化剂使用范围之内。2.5一氧化碳的低温变换中变气经原料油预热器E-104、锅炉给水加热器E-105换热后，温度控制在200oC，并由第一水分器V-109分离饱和液态水，从顶部进入低温变换反应器R-105，在催化剂的作用下，气体中的CO与工艺蒸汽反应生成CO2和H2，该反应是放热反应。2.6变换气的冷却变换气离开低变反应器R-105后，经E-106、V-110、E-107、V-111、E-108、V-112冷却分离，在30~40oC、2.35Mpa状态下进入变压吸附单元，工艺冷凝液送至吹脱塔，由0.3Mpa蒸汽吹脱后用泵P-103/A、B送至四循。2.7变压吸附(PSA)氢提纯变换气在压力2.35Mpa(表)，温度30~40oC下进入十台吸附床。根据不同工况，PSA装置可以在10床、8床、5床条件下操作。10个吸附器操作由MODICON-984程序控制器完成，产出纯度>99.9%、压力2.25~2.3Mpa的工业氢送重油加氢。四、吸附剂及催化剂应用情况各类催化剂及吸附剂使用情况见表6 表6、催化剂、吸附剂催化剂工序型号生产厂名称使用起止时间寿命(年)装量(T)主要性能指标规格尺寸(mm)形状堆密(kg/m3)主要成份使用温度℃加氢第一炉T-201临潼91.8-95.142.4φ3×4～8条状650CoMoO3320～412最新更换掉的一炉T-201临潼98.4-2001.633.5φ3×4～8条状650CoMoO3320～412现用T-201临潼2001.64φ3×4～8条状650CoMoO3320～412脱氯第一炉HD-4临淄95.5-96.111.55.5φ3～5×5～10条状700350～380最新更换掉的一炉HD-4临淄98.4-2001.634φ3～5×5～10条状700350～380现用HD-4临淄2001.64φ3～5×5～10条状700350～380脱硫第一炉T-305临潼95.5-96.111.536.7φ5×5×10柱状1250-1350ZnOMgO350～380最新更换掉的一炉T-305临潼99.11-2001.6240φ5×5×10柱状1250-1350ZnOMgO350～380现用T-305临潼2001.640φ5×5×10柱状1250-1350ZnOMgO350～380蒸汽转化第一炉Z-409/Z-405齐鲁研究院91.823φ16×φ6×6和φ16×φ6×16拉西环1000NiAl2O3500～800最新更换掉的一炉Z-409/Z-405G齐鲁研究院98.4-2001.6326φ16×φ6×6和φ16×φ6×16拉西环1000NiAl2O3500～800现用Z-417/Z-418齐鲁研究院2001.622.7φ16×φ4×6和φ16×φ4×16四孔圆柱状940970NiAl2O3500～800中变第一炉B110-2南京91.8-95.5450φ9×6柱状1400Fe2O3Cr2O3325～500最新更换掉的一炉B113辽河96.11-2001.6555φ9×5～7柱状1400Fe2O3Cr2O3300～500现用B113辽河2001.660φ9×5～7柱状1400Fe2O3Cr2O3300～500低变第一炉B205辽河95-2001.6641.2φ6×3.5～5.5柱状1150CuOZnOAl2O3200最新更换掉的一炉B205辽河95-2001.6641.2φ6×3.5～5.5柱状1150CuOZnOAl2O3200 现用B205辽河2001.648.6φ6×3.5～5.5柱状1150CuOZnOAl2O3200PSA吸附剂H-1联碳91.91093.76φ1.6挤条690SiAl常温H-2联碳91.910383.28φ2～5碎粒510C常温 四、主要事故及处理情况（开工以来的典型事故）表7主要事故及处理时间属于什么事故事故过程处理过程及经验91.9.1中变入口与中变单独升温还原线焊缝断裂由于化建在施工过程中少焊三个支架和焊错一个支架，导致在正常生产过程中此处焊口受力而折断。装置紧急停工：切油、转化炉熄火、减蒸汽降温。做好施工过程的监督。91.11.11引风机转子机械损坏倒机不当,造成两台鼓风机全停,炉膛负压大增而使火嘴熄灭,大量瓦斯进入烟气中在引风机处发生爆炸。1按紧急停工处理2对引风机和鼓风机的倒机操作要重视91.12.9废气总管回火，焊口震裂400mm左右。停工过程中，因废气阀门不严，造成回火。1废气火嘴阀选型不合理,个别关不死2每一支管上应加阻火器93.5.12-6.15废热锅炉E-102内漏E-102中段温度持续下滑。（换热管内外温差大，发生不均衡热膨胀导致漏管）停工处理，低温段7根泄漏的换热管全部堵死。TIC-213关死，不再使用。95.1.21-28转化催化剂中毒转化出口甲烷上升，装置内萘味很大，V-111液面计导淋、SV-301导淋排出油花，并结晶出固体物质。脱硫各反应器换剂，转化催化剂烧碳。95.6.中变床层阻力降上升4月份开始中变床层压降就开始上升，加临时跨线后也不能减缓阻力降上升趋势。停工,中变换剂.压降上升的原因是废锅内漏,液态水进入中变顶部结盐。加强废锅维护。95.10转化催化剂氯中毒转化3米温度持续上升，最高值近700度，床层压降无明显变化。脱盐水中氯离子超标，转化催化剂氯中毒。采用烧碳，转化催化剂放氯，还原的再生方案。2000.12.9-13V-110入口三通处裂纹巡检发现裂纹处渗水，裂纹发展速度较快。部分停工处理.净化系统自中变后切出,中、低变隔离、保温,处理V-110漏点.转化维持少量蒸汽,返氢2500NM3/H,维持转化催化剂的还原态，压力由HC-301放消音器控制。六、设备简介 1.转化炉设备参数及操作参数见表82.反应器类设备见表93.塔类设备见表104.换热设备见表115.容器设备见表126.压缩机、鼓风机及主要泵类设备见表13表8转化炉参数表参数名称参数值设备参数：炉型（顶烧、侧烧）辐射室数量个辐射室尺寸m炉管数量（根数/排×排）炉管尺寸（内径×外径×长）mm炉管加热长度m设计承受最高温度℃设计压力/实际压力Mpa催化剂装填高度m催化剂装填总体积m3烧嘴数量个数及分布（个/排×排）辅助烧嘴个数及位置燃料操作参数：入口温度/压力出口温度/压力原料硫含量ppm原料流量T/h蒸汽流量T/h循环氢量Nm3/h水/碳顶烧120×10×25240/60根/排×4φ100×φ125.6×14510129203.25/2.91222.616/排×5烟道：5对流段：4PSA废气+瓦斯500OC/2.9Mpa770OC/2.6Mpa<50ppm13.12T/h58T/h1600NM3/h3.5～5.5 表9反应器类设备一览表位号名称规格材质介质温度℃压力MPa台数备注R-101钴钼加氢反应器φ1400×3000×2815CrMo原料油气、H23603.01R-102/A钴钼加氢反应器φ1600×3000×3215CrMo原料油气、H23603.01R-102/B脱氯槽φ1600×3000×3215CrMo原料油气、H23603.01R-104氧化锌脱硫槽φ1800×7500×3615CrMo原料油气、H23603.02R-103中变反应器φ3000×7856×4412Cr2Mo1转化气3502.51R-105低变反应器φ3000×7400×3815CrMoR中变气2002.51R-201～210吸附器φ3000×10400×33SPV36N富氢气体402.310表10塔类设备一览表 位号名称规格材质介质温度℃压力MPa台数备注T-101气提塔φ1400×9300×51Cr18Ni9Ti冷凝液100常压1表11换热设备一览表位号名称材质介质温度℃压力MPa台数备注E-101原料油冷却器20＃/16MnR循环水/油、氢32-42/350-400.39/1.571E-102废热锅炉15CrMo/20g转化气/水820-350/2502.65/3.921E-103排污冷却器20＃/A3R循环水/炉水32-40/140-600.39/0.341E-104原料油加热器15CrMo1Cr18Ni9Ti/15CrMo1Cr18Ni9Ti油、氢/中变气40-360/412-3173.92/2.551E-105锅炉给水加热器1Cr18Ni9Ti15CrMo中变气/除氧水314-200/105-2502.45/3.921E-106锅炉给水预热器1Cr18Ni9Ti/1Cr18Ni9Ti低变气/脱盐水200-155/53-1052.43/0.391E-107空气冷却器1Cr18Ni9Ti低变气/空气148-602.3118E-108最终水冷器1Cr18Ni9Ti循环水/低变气32-40/60-350.39/2.311表12容器设备一览表 位号名称规格材质介质温度℃压力MPa台数备注V-101原料油分离器φ600×4255×820R原料油401.571V-102原料油贮槽φ1400×4800×1016Mn原料油400.781V-103汽包φ1600×1100×4620g水蒸汽2503.921V-104连续排污器φ1216×3856碳钢水蒸汽1700.691V-105定期排污膨胀器φ1512×2815碳钢水蒸汽1300.151V-114燃料分离罐φ600×41.96×620RA3瓦斯400.41V-115氢气分离器φ840×4.919×2016MnR氢气氮气804.01V-204废气缓冲罐φ3800×24270×14A3F废气350.0451V-108除氧器φ3034×7112碳钢水1040.01961V-116汽水分离器φ800×1420×1816MnR水蒸汽2503.921表13压缩机、鼓风机及主要泵类设备一览表 位号名称型号、类型介质介质温度℃吸入压力MPa排出压力MPa驱动功率KW备注P-101锅炉给水泵DG85-80×8水2500.14.33152台P-102强制循环泵HPH200-501水2503.924.2-4.41102台P-103冷凝液泵80AFB-97冷凝水1000.11.5302台P-104Na3PO4泵J-ZD32/63VNa3PO4溶液100常压6.30.752台P-105联胺泵J-ZD32/63V联胺溶液100常压6.30.751台C-101引风机Y4-73-11No14D烟气<200374mmH2O1323台C-102鼓风机G4-73-11No12D空气<80470mmH2O1322台七、消耗指标及能耗 表14消耗指标及能耗序号项目消耗量燃料热值或能耗指标单位能耗MJ/T纯氢备注单位耗量小时耗量单位数量单位数量单位数量数量设计实际设计实际设计实际1原料油T/T纯氢3.683.85T/h13.1811.06MJ/Kg41800153300160930原料气m3n/h纯氢m3n/h纯氢2燃料气Kg/T纯氢275.47386.35T/h9871109.7MJ/Kg38.0210473146903脱盐水T/T纯氢14.5123.38T/h5267.2MJ/t96.14139122484循环水T/T纯氢21.21109.17T/h76313MJ/t4.1888.44565除氧水T/T纯氢T/hMJ/t6电KWh/T纯氢368.27209.25KW•h1319.5600.5MJ/KW•h11.824604247073.5MP蒸汽T/T纯氢00.78T/h02.85MJ/t3678.4288081.0MP蒸汽T/T纯氢-3.63-0.99T/h-13-2.3MJ/t3176.8-10113-318090.3MP蒸汽T/T纯氢T/hMJ/t10净化风m3n/T纯氢89.3189.31m3n/h320320MJ/M3N1.6714914911综合能耗MJ/T纯氢159892.418064312加工能耗MJ/T纯氢注：产品氢纯度为：设计：99.9%实际：99.9% 八、开工程序简述（一）、装置开工程序1装置气密:气密介质全用氮气，为了节省气源和气密的时间，采用分区、分阶段气密的方法。当每个区单独置换合格并达到气密要求后，再将整个造气系统流程打通，充N2至正常操作压力，当总压降ΔP<0.05Mpa/4h，方可认为装置气密合格。2冷氮联运在全装置气密合格后，打通冷氮联运流程，系统充氮至1.5Mpa，通知重油开循环压机全量循环，时间约为2小时，循环量10000NM3/h，注意观察系统各部分压降是否正常，发现异常及时处理。启动造气系统所有仪表，转化炉建立正常负压，并做好F-101、F-102两炉的点火准备工作。3热氮联运在瓦斯、炉膛气分析合格后按照详细的开工程序点燃F-101、F-102，并按开工升温曲线升温，在升温过程中，F-102火嘴点燃时要均匀，以求炉膛温度尽量一致。升温速度：F-101以TIC-102为准，控制在30oC/h左右；F-102以TR-211/16为准，控制在30oC/h。4转化引蒸汽升温转化引蒸汽条件：转化入口温度320oC、中变出口温度120oC，配蒸汽量为20~25T/h。转化引蒸汽之前一定要注意暖管、排凝，以防蒸汽冷凝液进入转化床层。引蒸汽以后，转化和中变升温速度要控制在要求范围内，不能太快。5脱硫配氢在转化引入蒸汽后即可配氢，配氢前需进行氧含量分析，合格后方可配入。配氢量应大于2000NM3/h，系统压力过高时由PIC-303放火炬，以逐渐提高循环气中的氢浓度。6转化、中、低变催化剂还原转化催化剂还原条件：床层入口温度：480~500oC，出口温度：800±10oC，循环气中氢浓度＞60%，H2O/H2分子比：3~7.5，还原时间8~12小时。中变催化剂还原温度：TIC-213为300~340oC。在催化剂还原过程中要保证达到要求的还原条件和还原时间，保证催化剂充分还原。低变催化剂首次开工前要先单独进行还原，还原过程中防止床层超温。非首次开工，低变催化剂停工期间充氮保护，保持还原态，开工期间由E-104至低变单独升温线升至操作温度。7转化投油、停止循环转化、中变催化剂还原结束后即可准备投油。投油前蒸汽量提至25T/h，投油时不可动作太猛，初投油以3T/h为宜。投油后要耐心等待几分钟，视转化三米床温下降后再逐步增加投油量，并通知重油停循环压机。及时调整转化炉温及炉膛负压。瓦斯不够烧时，可打开大火嘴补烧中变气。投油正常后及时对转化气、中变气组成进行分析。中变气合格，低变入口气温度及低变床层温度在200oC以上时，将低变并入系统。8串PSA，出合格工业氢在催化剂还原过程中，若配氢量充足可提前用循环气给PSA升压，投油后再用低变气升至操作压力。PSA启动后，要求其吸附时间尽量短，以防杂质穿透。转化炉火嘴及时改烧废气，防止炉温大波动，产品合格后，开PIC-420，向重油引出产品氢。 （二）、停工方案1停工前夕停工前，返氢改由一加氢提供并提至最大量，负荷降至10M3/h。PSA逐步降低吸附时间，以最大限度地净化吸附剂。2转化切油、系统开始循环FI-101逐步降至5M3/h，然后切断进料。PSA可适时切断进料、供氢，自身循环。在PSA停车前转化炉改烧中变气，然后过渡到全部烧瓦斯。及时分析中变气中CO、CO2、CH4的浓度，当CO+CO2<0.5%时通知重油压机开机全量循环。3转化催化剂烧碳系统循环正常后逐步降低返氢至1000NM3/h，蒸汽量25T/h，转化入口温度：480~500oC，出口温度：780~800oC，系统压力2Mpa，烧焦时间8小时。每小时分析一次转化入出口气中CO、CO2浓度，当入、出口CO、CO2浓度基本相同时可认为烧焦结束。4转化炉降温烧焦结束后，停返氢，切出低变反应器，脱硫、转化开始降温，速度30oC/h。系统压力低时补入氮气，以逐渐降低循环气中的氢浓度。5转化停蒸汽当转化入口达320oC，中变出口达150oC时，转化停进蒸汽，F-101熄火。逐渐熄灭F-102火嘴以继续降温。停蒸汽后，低变可串入主流程一起降温。6系统停循环转化出口温度降至150oC时停循环压机，鼓风机、引风机继续运转，冷却炉膛，打开F-102看火孔及事故烟囱。7停工后的处理扫净脱硫存油。转化系统、瓦斯系统、废气系统置换合格。加氢反应器、中变反应器氮气保护。九、工艺技术改造情况及经验1、改造情况1.1原设计氢气、氮气进装置不设分液罐，水、润滑油等杂质很容易进入脱硫及转化催化剂床层中，这样将会影响上述催化剂的寿命和活性。因此在氢气、氮气入装置前加分液罐。1.2装置蒸汽系统改造，主要是把本装置1Mpa蒸汽改由装置自产3.5Mpa蒸汽减压而来，而不再用外来3.5Mpa蒸汽减压而来的1Mpa蒸汽。1.3废热锅炉堵管：开工后中变入口温度达不到设计温度，因此对E-102进行了堵管，高温段堵90根，低温段堵17根。1.4产品氢去重油加压力控制放火炬，以保证当重油用氢量或压力波动时，我装置系统压力的稳定。1.5为控制原料中的硫含量，增设R-104/A、B两个脱硫槽，脱硫剂装量共40吨。现装置有加氢反应器2台，脱氯反应器1台，脱硫反应器2台。1.6为优化生产，提高吨油产氢率，增设低变反应器。1.7为降低制氢成本，增设重油脱硫瓦斯压缩机，用脱硫瓦斯替代部分轻油作制氢原料。1.8为进一步降低制氢成本，引入二化来胜利油田天然气替代部分轻油作制氢原料。 2、存在问题2.1装置没有返氢机和循环机，在紧急状态下不能循环降温，给转化催化剂带来不利影响。2.2二化来油田天然气压力偏低，与我装置系统压力持平，使我装置不能足量使用天然气制氢。2.3油田天然气来量不是很稳定，导致频繁调整其他进料，有时甚至频繁切出、并入原料油，因原料性质有所不同，造成转化床层温度及其它反应器的操作参数经常变化，对催化剂、设备均有一定程度的损害，同时增加了操作上的难度。2.4脱硫瓦斯压机能力较小，不能保证装置足量使用重油脱硫瓦斯制氢。十、装置自动控制简介1脱硫、转化、净化系统的调节阀采用PMK/PML单回路调节器TELEPRMFC系列F小型调节器是特殊设计的带微处理机的的单回路调节器，该调节器性能好，使用灵活，具有丰富的控制运算功能，有连续输出型（PMK型）和断续输出型（PML型）两种。2汽包液位的控制采用三冲量调节汽包液位、蒸汽流量、进水流量三者均作为调节器LICA-201的输入信号，根据这三个参数的情况，由调节器调节汽包液位，即为三冲量调节。3PSA生产过程的控制PSA的生产过程是由控制单元自动控制进行的。每台吸附器每个循环包括升压、吸附泄压、供吹扫、排放、被吹扫十一个工艺步骤。吸附器与吸附器之间依靠循环程序和工艺阀门相互关联，通过控制工艺阀门的开、关，实现工艺步骤的自动切换和生产过程的自动进行。PSA有10床、8床和5床三种运行模式。PSA控制设备是由安装在控制室内的一台操作员键盘CRT控制台、架装仪表盘、安装控制阀和滑架仪表盘上的仪表以及电磁阀组成。十一、装置平面布置简图 S-101C-101/A.B.CF-102V-103/E-102R-103E-104E-105R-105烟囱引风机转化炉汽包/废热锅炉中变原料换热器锅炉给水加热器低变C-102/A.B鼓风机V-109V-108第一水分器除氧器P-102/A、BP-101/A、BE-107V-110E-106空冷第二水分器锅炉给水预热器V-102E-101原料油储罐原料油冷却器V-114V-101F-101R-101R-102/AR-102/BR-104/AR-104/BV-111E-108V-112V-201/1~10V-115瓦斯分离器原料油分离器开工加热炉加氢加氢脱氯脱硫脱硫第三水分器最终水冷器第四水分器吸附器返氢分离器装置平面布置图