神驰化工80万吨制氢加氢项目可行性研究报告

1、神驰化工80万吨制氢加氢项目可行性研究报告第一章 总 论第一节 项目名称及承办单位1、项目名称：80104t/a加氢、1.5104nm3/h制氢项目2、建设单位及负责人：项目建设单位：山东神驰化工有限公司建设单位性质：民营有限公司建设单位法定代表人：李九玉建设单位住所：山东省东营市东营区郝纯路129号项目建设地点：山东省东营市东营区郝纯路129号建设规模：80104t/a加氢、1.5104nm3/h制氢3、可行性研究报告编制单位中化化工科学技术研究总院（资质证书编号：工咨甲2031201001）第二节 项目编制依据及原则1、项目编制依据1.1、加氢制氢装置编制可行性研究报告的委托书1.2、加氢

2、制氢装置可行性研究报告技术服务合同。1.3、东营市环境保护局东营分局关于对山东神驰化工有限公司主要污染物排放总量的批复（东环东分函（2007）1号）1.4、国家现行有关标准、规范、规定2、项目编制原则2.1、加氢制氢装置以催化柴油、焦化汽柴油为原料，其中加氢精制单元生产规模为80104t/a；配套的制氢单元的规模为1.5104 nm3/h工业氢，年开工8000小时。2.2、加氢制氢装置采用国内成熟、先进的技术，确保产品质量，其中制氢单元采用低能耗轻烃蒸汽转化专有技术加变压吸附（psa）技术。2.3、认真贯彻国家关于环境保护和劳动保护的法规和要求。认真贯彻安全第一预防为主的指导思想。对生产中易燃

3、易爆有毒有害物质设置必要的防范措施。三废排放要符合国家现行有关标准和法规。2.4、装置工艺过程控制采用集散型控制系统（dcs），以提高装置的运转可靠性。2.5、装置所需公用工程及辅助系统尽量依托工厂原有设施，以减少工程投资。2.6、为节约外汇，除少部分需引进外，主要设备和材料均立足于国内供货。 第三节 项目背景及建设的必要性1、项目建设单位介绍山东神驰化工有限公司成立于2001年12月，是从事化工生产的民营企业，经营主要产品有沥青、蜡油、渣油、重油、石脑油、液态烃、轻烃和轻油等。公司现拥有总资产8亿元，其中固定资产6.2亿元；员工286人，其中硕士、大中专生占管理人员和技术人员的70%以上，占

4、地370亩；现有60104t/a污油处理装置、10104t/a重油改质装置、120104t/a污水处理装置、5104t/a脱硫废气处理产装置、10104t/a酸性水气提装置各一套。公司始终奉行“以人为本，求实创新”的管理理念，强化诚信经营和服务意识，严格人事管理、目标管理、质量管理和考核制度，为每一个员工提供公正、诚信、平等和效率的发展平台；坚持“追根究底，止于至善”的品质政策；本着“质量第一，诚信第一，用户第一”的原则；以优质完善的服务、同行生产领域的竞争能力、品牌影响和创新能力成为东营市可以信赖的厂家之一，取得了较好的经济效益和社会效益。公司按照现代企业制度的要求，通过深化体制改革，创新内

5、部经营机制，完善以“人本、创新、至善、高效”为内核的企业特色文化体系，逐步建立了新的经营管理制度。以市场为导向，加强营销队伍建设，构筑了全国性营销网络体系；以技术为依托，加强技术改造力度，创新了生产经营管理体系；以人本管理为核心，加强了职工人才队伍建设，以管理求发展，初步实现了管理制度化和经营现代化。企业先后获得国家级3.15重点保护信誉企业、全国诚信经营企业、山东省aaa信用企业、山东省质量管理先进单位、山东省双爱双评先进单位、山东省“守合同、重信用”企业等荣誉称号。2006年实现销售收入11.98亿元，利税5600万元。2007年预计实现销售收入20亿元，利税1.3亿元。企业组建5年来，秉

6、承诚信、发展的经营理念，与时俱进，开拓创新，追求卓越，突出发展特色，规范经营管理，完善企业文化，发展与环境并重，塑造了良好的企业形象，企业将进一步按照“高起点、超常规、跨越式”的工作定位，实施品牌战略，培育企业核心竞争力，把企业建设成为一个主业突出、综合型、规模化、抗风险能力强的现代化企业集团，为地区经济和社会各项事业的发展做出更大的贡献。企业到2010年的前景目标规划：第一步，2006年10月2008年4月，计划投资4.6亿元，新上120104t/a重油催化裂解（dcc）装置、30104t/a气体分离装置、5104t/amtbe装置、2104t/a硫磺回收等生产装置，2008年预计实现销售收

7、入40亿元，利税3.5亿元。第二步，2007年10月2009年8月，计划投资14亿元，新增土地260亩，新上120104t/a延迟焦化装置、80104t/a加氢、制氢装置、200104t/a常减压装置、80104t/a重整装置等生产装置，配套建设改造200104t/a污水处理装置、20104t/a酸性水气提装置和2104t/a硫磺回收装置，2010年预计实现销售收入100亿元，利税8.6亿元。2、项目建设的必要性建设该加氢制氢装置的意义在于：2.1、与新建的120104t/a焦化装置配套，保证焦化汽柴油的加氢精制效果，增加催化柴油加氢精制能力，使加氢精制后的柴油与直馏柴油等组份调合后，保证全厂

8、柴油满足gb252-2000标准要求。2.2、尽快建设加氢制氢装置，对促进集团公司的长远发展，合理利用资源，提高企业经济效益，保护环境、促进社会就业和保持社会安定是十分必要的，具有深刻的现实意义和长远的历史意义。 第四节 项目范围 新建加氢制氢装置由8104t/a加氢精制单元和1.5104nm3/h制氢单元组成。加氢制氢装置由装置区、压缩机厂房、中控室和变配电室组成。第五节 研究结果1、工艺技术方案 加氢制氢装置采用国内成熟、先进的技术，确保产品质量，其中制氢单元采用低能耗轻烃蒸汽转化专有技术加变压吸附（psa）技术。2、主要技术经济指标2.1、原料新建加氢制氢装置的原料为焦化汽、柴油，催化柴

9、油和干气。其中焦化汽油19.18104t/a（ 24%）、焦化柴油40.88104t/a（51%）、催化柴油19.94104t/a（25 %）。2.2、产品装置主要产品为精制柴油，产量为60.37104t/a，次要产品为汽油，产量为18.99104t/a，直接出厂。2.3、付产品加氢干气为3.48104t/a，脱硫后作为制氢单元的原料或全厂燃料。2.4、公用工程消耗见第四章第七节2.5、能耗 （1）加氢精制单元的能耗为652.27mj/t（2）制氢单元的能耗为14061mj/1000m3nh22.6、“三废”情况（1）废气：烟气 64t/h，含so2 1.3 mg/m3,nox 80mg/m3

10、。（2）生活污水： 2.0t/h。（3）含油、酸性水污水： 7.1t/h,连续。（4）含盐污水： 0.6t/h,连续，锅炉排污。（5）废催化剂： 45t/年。2.7、占地面积： 12056m22.8、装置定员37人。2.9、主要经济指标见表1-5-1表1-5-1项目数量1.工程建设投资(万元)24517.002.建设期利息(万元)5033.流动资金(万元)229804.工程总投资额(万元)480005.建设期(月)126.年均销售收入(万元)4199637.年均总成本费用(万元)390617.9其中:年均可变成本(万元)387658年均固定成本(万元)2959.98.年均经营成本(万元)388

11、073.59.年均应纳税金及附加(万元)1864010.年均利润总额(万元)1070511.年均应纳所得税(万元)267612年均税后利润(万元)802913投资利润率(%)22%14.投资利税率(%)60.6%16.资本金利润率(%)55.8%15.全投资财务内部收益率(%)(税前)30.52财务净现值(ic=12.00%,万元)43200.9投资回收期(年,静态)4.7816.全投资财务内部收益率(%)(税后)22.1财务净现值(ic=12.00%,万元)24819投资回收期(年,静态)5.117.资本金财务内部收益率(%)29.5财务净现值(ic=12.00%,万元)29272.0618

12、.借款偿还期(年,含建设期)4.0319.盈亏平衡点(%,年平均)21.663、结论3.1、加氢制氢装置采用国内成熟、先进的技术，确保产品质量，其中制氢单元采用低能耗轻烃蒸汽转化专有技术变压吸附（psa）技术。3.2、装置产品精制柴油，可以满足gb252-2000轻柴油标准的要求。3.3、加氢制氢装置生产的精制柴油可以调合不同牌号的柴油，利用已有的销售渠道，不需要开发产品市场，产品销路较好，无产品滞销问题。3.4、装置建成后，将过去由产品带入社会环境的硫、氮、杂质（未燃烧烃），集中在装置内转化为硫化氢和氨加以回收和处理，具有显著的社会环保效果。3.5、装置的各项技术经济指标较好，具有良好的经济

13、和社会效益。总之，尽快建设加氢制氢装置，对促进集团公司的长远发展，合理利用资源，提高企业经济效益，保护环境、促进社会就业和保持社会安定是十分必要的，具有深刻的现实意义和长远的历史意义。第二章 市场预测随着环保要求越来越严，石油产品（燃料）的规格也变得越来越严格。其中最主要的是限制石油燃料的硫含量和芳烃含量，以减少发动机尾气排放出的sox和固体颗粒对大气的污染。欧洲议会于1998年7月1日通过，到2000年柴油硫含量进一步降低到350ppmm，多环芳烃不超过11m%；到2005年硫含量要求达到50ppm。1999年6月4日，世界燃料委员会发布了“世界燃料规范”，此规范对柴油指标设立了三个不同质量

14、级别的标准，即将柴油划分为三类（见下表）。ii级、iii级柴油标准均提出了对硫含量、总芳烃含量及多环芳烃含量的严格限制要求，同时对柴油密度、十六烷值也作了严格的限制。对此，我国也允诺逐渐按其要求提高我国汽车燃料的质量。世界燃料规范柴油规格表项目iiiiii硫含量，%(m)0.50.030.003十六烷值,485355芳烃含量,%(m/m)-2515多环芳烃,%(m/m)-5295%馏出温度,370355340喷嘴清净度,%-8585公司处于山东地区，炼油能力基本饱和，本地区内大部分成品油供过于求。但高质量的油品不多。而我国东南沿海和华东地区一直是我国经济发展较快的地区，虽然沿海周边有许多炼厂，

15、这些地区的汽油、柴油、重交道路沥青等市场需求按国民收入指数统计和发展趋势看，需求量仍然很大，公司可充分利用交通便利的优势，除了就近销售外，也可以进入华中、华东及中南市场。国内近几年柴油供需情况及2010年需求预测表 (万吨)2001年2002年2003年2004年2005年柴油产量53635685602663876771进口910611461743303出口22213115723299表观71567585804085238830消费量预测2010年2015年需求量1083013300随着环保要求的日益严格，本装置建成后，柴油产品质量可以达到世界燃料规范ii类标准，可以极大地提高全厂柴油产品的质

16、量。另外，本装置只是提高了产品质量，并没有增加产品市场份额，因此不存在挤占市场问题，相反提高了市场竞争力，必将带来可观的经济效益和社会效益。第三章 原料来源、生产规模及产品方案第一节 原料来源及规格1、加氢精制原料油装置加工的原料油为焦化柴油、焦化汽油的混合油,见表3-1-1表3-1-1性 质 焦化柴油焦化汽油催化柴油混合油 混合比例, %(wt) 51.123.9824.92100 104t/a40.8819.1819.9480焦化石脑油、柴油有关性质见表3-1-2，表3-1-3表3-1-2 焦化汽油有关性质项目焦化汽油分析方法循环比0.8密度（20），g/cm30.7382astm d40

17、52 iso 12185酸度，mgkoh/100ml1.5gb/t 258实际胶质，mg/100ml28gb/t 509碱性氮，mg/kg75sh/t 0162诱导期，min115astm d525铜片腐蚀(50，3h)3bastm d130溴价，gbr/100ml52.8sh/t 0630-96pona，m%astm d6623 正构烷烃23.26 异构烷烃18.12 环烷烃8.58 烯烃40.36 芳烃9.68元素分析 c，m%84.78sh/t 0656-98 astm d5291 h，m%14.26sh/t 0656-98 astm d5291 s，mg/kg5700sh/t 0253

18、-92 n，mg/kg260sh/t 0657-98 astm d4629馏程，astm d86 初馏点49 5%77 10%86 30%111 50%129 70%145 90%162 95%168 终馏点179表3-1-3 焦化柴油性质项目焦化柴油分析方法循环比0.8密度（20），g/cm30.8453astm d4052 iso 12185运动粘度，mm2/sastm d445 203.962 502.132酸度，mgkoh/100ml4.0gb/t 258实际胶质，mg/100ml162gb/t 509碱性氮，mg/kg448sh/t 0162闪点（闭口），80astm d93凝固点，

19、-16gb/t 510苯胺点，49astm d611铜片腐蚀（50，3h）2castm d13010%残炭，m%0.10astm d4530溴价，gbr/100ml22.6sh/t 0630计算十六烷指数47.50astm d4737元素分析 c，m%84.99sh/t 0656-98 astm d5291 h，m%13.10sh/t 0656-98 astm d52912、制氢单元原料由于制氢各种催化剂对原料的族组成、馏程以及杂质含量均有特殊要求，而且制氢装置的原料在氢气成本中所占的比重较高，约达6585。因此，在选择制氢原料时，应充分考虑各种因素，优先选用h/c比大的含硫低的饱和烃类原料，

20、或者几种h/c比大的原料混合进料，以减少原料耗量，降低氢气成本。制氢原料可分为气态烃和液态烃二类。气态烃主要有：天然气、沼气、加氢干气、重整干气、焦化干气以及催化干气等。液态烃主要有：直馏石脑油、加氢的轻石脑油、重整装置生产的抽余油、拔头油以及加氢装置生产的饱和液化石油气等。在上述原料中，除天然气、沼气外，其它原料均为石油化工厂生产或副产的产品。在石油化工行业，制氢装置通常选择炼油厂的干气、天然气或者轻石脑油作为原料；对于非石油化工行业，制氢装置通常选择天然气或者轻石脑油作为原料。天然气主要通过管道输送，一般不设储存设施；轻石脑油虽属易燃易爆品，但无毒，储存比较容易。从国内外的情况来看，在天然

21、气资源丰富的地区，基本上均采用天然气为原料来生产氢气。根据厂方的实际情况，制氢装置的原料为催化干气和焦化干气，设计时考虑单独使用催化干气的可能性，不采用轻石脑油作为备用原料。燃料为催化和焦化干气。表3-1-4序号组成焦化干气催化干气摩尔分率v%v%1h2o1.1102h213.5929.763ch459.1838.214c2h618.2385c3h82.840.915c4h101.121.847c5h120.1708c2h42.5111.899c3h61.252.0810h2s20mg/nm33.8211n22.512c5 0.99温度,4040压力mpa(g)0.60.6第二节 生产规模 根

22、据全厂总流程安排和氢气平衡结果，确定新建加氢制氢装置的生产规模为：加氢精制单元80104t/a；配套制氢单元1.5104n m3/h工业氢。年操作时数8000小时。 第三节 产品方案根据加氢精制工艺方案设计。主要产品如下：1、粗汽油（c5160）装置生产的粗汽油可以作为全厂汽油调合组份。2、柴油（160）装置生产的精制柴油，杂质含量少，安定性好，可作为柴油调合组分与直馏柴油调合后出厂。柴油加氢精制装置的主要产品性质见表3-3-1表3-3-1 柴油加氢精制装置的主要产品性质名 称加氢生成油石脑油柴油密度（20），g/cm30.83180.71880.8429馏程， ibp764818010%14

23、87821430%23510624250%26612227170%29513830190%338166340ebp360176360凝固点，00铜片腐蚀，（50，3h）合格合格合格运动粘度，mm2/s203.324.30氧化安定性，mg/100ml-2.010%残炭，m%0.30.3硫，g/g300200500实际胶质，mg/100ml603.060酸度，mgkoh/100ml-7.0灰分，m%0.01闪点（闭口），-55氮，g/g500颜色，d15001.51.5十六烷值453、配套制氢单元的产品装置主要产品为工业氢,副产的变压吸附尾气作为转化炉的燃料。工业氢规格：出装置温度：40出装置压力

24、：2.4mpa(表) 组成：组分 vh2 99.99ch4 0.01co+ co2 9699.92流程情况较复杂较简单3原料耗量1.01.401.504燃料耗量1.00.45综合能耗1.00.856工程投资1.01.051.17供氢压力，mpa(g)1.31.5-2.4从表中可以看出，化学净化法流程具有原料消耗低、工程投资低的优点，但工艺流程复杂、能耗较高、生产的工业氢纯度低；psa净化流程，尽管其原料消耗高、投资稍高，但其能耗低、工艺流程简单、开停工方便、工业氢纯度高、供氢压力高。尤其是由于近期psa技术的进步（多床多次均压，吸附剂性能的改进等），使氢气的回收率高达9092%，加之近几年ps

25、a技术的国产化，极大地降低了psa的投资，从而有效地降低了该工艺的氢气生产成本，使该技术在新建制氢装置中占主导地位。两种净化方法的选择主要取决于原料和燃料价格及技术经济比较结果。即流程选择依据主要取决于原料和燃料的差价。差价越大、采用化学净化法工艺技术越经济。差价越小，采用psa净化工艺技术越经济。由于本装置的原料气的价格和燃料气的价格一样，因此采用psa工艺的氢气成本要比采用化学吸收法工艺的氢气成本低。同时，采用psa净化法制氢工艺还具有流程简单，便于生产管理，生产的氢气纯度高、供氢压力高，有利于减少加氢装置的投资和消耗。所以，本方案推荐采用psa净化法。2.2.5、psa净化工艺变压吸附(

26、psa)净化工艺自从于六十年代初由美国联合碳化物公司(ucc)实现4床工业化后，许多公司相继开发了多床(5床、10床、12床）psa工业装置，并在程序控制方面不断改进和完善，使psa工艺的氢回收率有了很大提高(达90左右)，操作可靠性，灵活性也得到了较大提高。国内开展psa净化工艺的研究已有十几年的历史，并在吸附剂研制、工艺技术、程序控制等方面获得较大进展，已在石油化工厂、炼油厂中建成了许多套psa氢回收装置。华西公司所是国内最早开展psa研究，并将其成果工业化、大型化的单位之一，拥有成套的专有技术及工程建设和承包经验，并已建成百余套psa制氢、制富氧、脱碳及co回收装置。其psa技术的优点如

27、下：氢回收率较高，可达90以上psa程序控制阀是变压吸附装置的关键设备。为此成都华西化工研究所开发了专利产品密封自补偿式三偏心液压程控蝶阀，该阀具有体积小，重量轻，运行准确、平稳，开关速度快（小于2秒），开启速度可调、阀门密封性能好(ansi六级)，寿命长(30万次)，自带阀位显示等特点。变压吸附工艺过程采用dcs控制系统，具有运转平稳，操作可靠的特点。并且具有事故状态下，能自动或手动由八床操作切换至七床、六床、五床操作的功能, 因而大大地提高了装置的可靠性。投资低。只有引进psa装置投资的7080。1995年成都华西化工科技股份有限公司在茂名石化公司6104m3n/h大型psa装置投标中，以

28、“投资低、技术与林德公司相当”的绝对优势击败林德公司和国内竞争单位，一举中标。这标志着国内psa技术在装置性能和氢收率上已达到国外psa技术水平，而且投资低，完全具备取代引进技术的实力。综上所述，本报告推荐采用华西公司开发的psa净化工艺及成套设备（包括吸附剂、吸附器、控制系统、液压系统、专利程控阀等）。第二节 工艺流程简述及特点1、80104t/a加氢精制单元1.1、工艺流程特点1.1.1、装置内原料油缓冲罐采用燃料气覆盖措施，尽量避免原料油与空气接触，从而减轻高温部位结焦程度。1.1.2、采用热壁型式和新型内部构件的反应器，使进入催化剂床层的物流分配和催化剂床层的径向温度分布均匀。1.1.

29、3、采用三相（油、气、水）分离的立式高压分离器。1.1.4、氢气和原料油在反应流出物/反应进料换热器前混合，与反应流出物换热后进加热炉加热至反应温度，这样可以提高换热器的传热效率和减轻加热炉管内的结焦程度。1.1.5、为了防止低温部位铵盐析出，在反应流出物空冷器上游侧设置软化水注入点。1.1.6、催化剂预硫化采用液相硫化方法。预硫化油用直馏柴油。1.1.7、柴油汽提塔采用水蒸汽汽提，塔顶设注缓蚀剂设施，以减轻塔顶流出物中硫化氢对汽提塔顶系统的腐蚀。1.1.8、新氢压缩机、循环氢压缩机采用电动往复式，均为一开一备。1.1.9、柴油产品进空冷器温度尽可能低，提高加热炉入口温度，减小加热炉负荷，降低

30、装置能耗。1.2、工艺流程简述1.2.1、反应部分自罐区来原料油经原料油过滤器除去原料中大于25微米的颗粒后，进入原料油缓冲罐。经原料油泵升压后，在流量控制下，经反应流出物/原料油换热器换热后与混合氢混合，进入反应流出物/混合进料换热器，然后进入反应进料加热炉。反应器进料经加热至反应所需温度后进入加氢精制反应器和改质反应器，两台反应器均设置二个催化剂床层，床层间设有急冷氢。反应流出物经反应流出物/混合进料换热器、反应流出物/低分油换热器、反应流出物/原料油换热器分别与混合进料、低分油和原料油换热，经反应流出物空冷器冷却至50后进入高压分离器。为了防止反应流出物在冷却过程中析出铵盐，堵塞管道和设

31、备，通过注水泵将脱盐水注至反应流出物空冷器上游侧的管道中。在高压分离器中，反应流出物进行气、油、水三相分离，顶部出来的循环氢进入循环氢压缩机入口分液罐，分液后进入循环氢压缩机升压，然后分两路：一路作为急冷氢去反应器控制反应器床层温升；一路与来自新氢压缩机出口的新氢混合成为混合氢。高压分离器水相为含硫化氢和氨的污水，至酸性水总管；油相为加氢生成油至低压分离器。在低压分离器中，加氢生成油进行闪蒸分离。闪蒸出的低分气至脱硫部分进行脱硫，低分油至分馏部分。装置的补充氢由装置外来，经新氢压缩机入口分液罐分液后进入新氢压缩机，升压后与循环氢压缩机出口的循环氢混合后成为混合氢。1.2.2、 分馏部分1.2.

32、2.1、柴油分馏系统从反应部分来的低分油换热至291左右进入柴油分馏塔，塔顶油气经分馏塔塔顶空冷器和分馏塔塔顶后冷器冷凝冷却至40，进入分馏塔塔顶回流罐进行气、油、水三相分离。闪蒸出的气体排至燃料气管网；含硫含氨污水与高分污水一起送出装置；油相经分馏塔塔顶回流泵升压后一部分作为塔顶回流，一部分作为粗汽油去稳定塔。为了抑制硫化氢对塔顶管道和冷换设备的腐蚀，在塔顶管道采用注入缓蚀剂措施。缓蚀剂自缓蚀剂罐经缓蚀剂泵注入塔顶管道。分馏塔底精制柴油经分馏塔低重沸炉循环泵增压后分为两路：第一路作为产品，经e3008作稳定塔重沸器热源，然后与低分油换热至101左右,最后进入柴油空冷器冷却至50出装置；第二路

33、经流量控制阀后直接去分馏塔底重沸炉作为重沸液， 分馏塔底重沸炉的重沸液，分两路经由分馏塔底重沸炉，加热至329作为重沸液返回分馏塔底部空间，完成汽、液分离，并完成与塔低塔盘流下的液体的混合，然后循环使用。1.2.2.1、汽油稳定系统从分馏塔顶回流罐来的粗汽油经粗汽油/稳定汽油换热后进入汽油稳定塔。稳定塔用精制柴油作重沸器热源，稳定塔塔顶油气经稳定塔顶水冷器冷凝冷却至40，进入稳定塔顶回流罐进行气、油、水三相分离。闪蒸出的气体排至燃料气管网。含硫含氨污水与高分污水一起送出装置。油相经稳定塔顶回流泵升压后分两路，一路作为塔顶回流，另一路作为轻油出装置由工厂系统处理。稳定塔塔底汽油经粗汽油/稳定汽油

34、换热器换热后，经稳定汽油空冷器、稳定汽油水冷器冷却至40出装置。1.2.3、 公用工程部分1.2.3.1、催化剂预硫化流程为了提高催化剂活性，新鲜的或再生后的催化剂在使用前都必须进行预硫化。设计采用液相预硫化方法，以低硫直馏柴油为硫化油，dmds为硫化剂。催化剂预硫化结束后，硫化油通过不合格油线退出装置。2、1.5104nm3/h制氢单元2.1、工艺技术特点2.1.1、优化装置设计，合理选择工艺参数，采用较高的转化出口温度（820），增加转化深度，提高单位原料的产氢率，从而降低原料和燃料消耗；选用较低的水碳比（3.5），进一步降低转化炉的燃料消耗。2.1.2、在原料气的预热方面，采用开工加热炉

35、和原料预热炉二合一的方案。不仅增加了原料预热温度调节的灵活性，又增加了中压蒸汽的产量。2.1.3、为了提高装置的可靠性，确保装置长周期安全运行，转化催化剂选用国内研制生产的蒸汽转化催化剂。2.1.4、一氧化碳变换部分仅采用中温变换流程，不采用低温变换流程，以降低装置投资，简化制氢流程，缩短开工时间。2.1.5、采用三合一的产汽流程（即烟道气、转化气、中变气的产汽系统共用一台汽包），简化了余热回收流程，降低了装置投资。2.1.6、优化换热流程，合理利用余热能位，提高有效能效率。2.1.6.1、 利用转化炉烟道气高温位余热预热原料气，利用烟道气和转化气的高温位余热发生中压蒸汽，并过热到450。所产

36、蒸汽一部分作为工艺用汽，多余部分外输至蒸汽管网。2.1.6.2、利用中变气高温位余热预热锅炉给水，以增加中压蒸汽产量。2.1.6.3、 利用烟道气低温位余热预热燃烧空气，以降低转化炉的燃料用量。2.1.6.4、 在维持合理传热温差的前提下，降低排烟温度，提高转化炉、原料预热炉的热效率，以降低燃料消耗。2.1.7、回收工艺冷凝水，减少装置脱盐水用量。在变换气冷却过程中将产生大量的冷凝水，这部分冷凝水如直接排放，将会污染环境或增加污水处理场负担。本设计将工艺冷凝液经汽提塔汽提后直接进入除氧器，除氧后作为锅炉给水。这样既保护了环境，又减少了脱盐水用量。2.1.8、采用型管双壳程换热器，加深换热深度，

37、提高热效率。2.1.9、采用psa净化工艺，简化了制氢流程，提高了氢气质量，降低了装置能耗。2.1.9.1、 psa方案采用8-2-4 psa工艺，在0.03mpa.g压力下完成吸附剂再生，具有流程简单、无需动力设备、能耗低的特点。2.1.9.2、本方案较传统流程多一次均压过程，可更有效地回收产品氢气，提高了产品氢回收率。(可达89%)2.1.9.3、 本方案由于增加了一台顺放气缓冲罐，解决了传统流程在冲洗再生过程中存在的二次污染问题，因而吸附剂再生效果更好。2.1.9.4、变压吸附工艺过程采用dcs控制系统，具有运转平稳，操作可靠的特点。并且具有事故状态下，能自动或手动由八床操作切换至七床、

38、六床、五床操作的功能, 因而大大地提高了装置的可靠性。2.1.9.5、psa程序控制阀是变压吸附装置的关键设备。本装置选用华西公司的专利产品密封自补偿式三偏心液压程控蝶阀，该阀具有体积小，重量轻，运行准确、平稳，开关速度快（小于2秒），开启速度可调、阀门密封性能好(ansi六级)，寿命长(30万次)，自带阀位显示等特点。2.3、工艺流程简述2.3.1、进料系统由装置外来的催化干气和焦化干气进入原料气缓冲罐，经过原料气压缩机压缩后进入原料气脱硫部分。2.3.2脱硫部分进入脱硫部分的原料气经原料预热炉予热升温至250左右，依次进入等温加氢反应器的管程、绝热加氢反应器发生烯烃饱和以及有机硫转化反应，

39、使原料气的温度升高到380，然后进入氧化锌脱硫反应器。等温加氢反应器反应放出的热量通过壳程发生蒸汽的方式取热。在氧化锌脱硫反应器中，硫化氢与氧化锌反应生成固体硫化锌被吸收下来。脱除硫化氢后的气体硫含量小于0.2ppm，烯烃含量小于1%，进入转化部分。具体反应如下：烯烃 c2h4+h2c2h6硫醇: rsh+h2rh+h2s硫醚: r1sr2+2h2r1h+r2h+h2s二硫醚: r1ssr2+3h2r1h+r2h+2h2s噻吩: c4h4s+4h2c4h10+h2s氧硫化碳: cos+h2co+h2s二硫化碳: cs2+4h2ch4+2h2s zno(固)+h2s=zns(固)+h2o ho

40、298 =-76.62kj/mol2.3.3转化部分精制后的原料气按水碳比3.5与水蒸汽混合，再经转化炉对流段予热至500，进入转化炉辐射段。在催化剂的作用下，发生复杂的水蒸汽转化反应，从而生产出氢气、甲烷、一氧化碳、二氧化碳和水的平衡混合物。主要反应有: cnhm+nh2o =nco+(n+m/2)h2 co+3h2=ch4+h2o ho298 =-206kj/mol co+h2o=co2+h2 ho298 =-41kj/mol 以甲烷为主的气态烃，蒸汽转化过程较为简单，主要发生上述反应，最终产品气组成由反应平衡决定。而轻石脑油，由于其组成较为复杂，有烷烃、环烷烃、芳烃等，因此，除上述反应外

41、，在不同的催化床层，还发生高级烃的热裂解、催化裂解、脱氢、加氢、积炭、氧化、变换、甲烷化等反应，最终产品气组成仍由反应平衡决定。烃类水蒸汽转化反应是体积增大的强吸热反应，低压、高温、高水碳比有利于上述反应的进行。反应过程所需热量由转化炉顶部的气体燃料烧嘴提供，出转化炉820高温转化气经转化气蒸汽发生器换热后，温度降至360，进入中温变换部分。2.3.4变换部分由转化部分来的约360的转化气进入中温变换反应器，在催化剂的作用下发生变换反应： co+h2o=co2+h2 ho298 =-41.4kj/mol将变换气中co含量降至3左右，同时继续生产氢气。中变气经过锅炉给水换热器、脱盐水预热器进行热交换回收部分余热后，再经中变气空冷器、中变气水冷却器冷却至40，经分水后进入psa部分。2.3.5热回收及产汽系统来自装置外的脱盐水经脱盐水预热器预热后与来自酸性水汽提塔的净化水混合后进入除氧器。除氧器所需的蒸汽由装置自产水蒸气提供。除氧水经过中压锅炉给水泵升压后经过锅炉给水预热器预热后进入汽包。锅炉水通过自然循环的方式分别经过转化炉产汽段、转化气蒸汽发生器产生3.5mpa的蒸汽。所产生的蒸汽在转化炉的对