8000Nm3h制氢及50万吨年加氢精制装置改造可研报告

1、目录目录 第一章第一章 总总 论论 . 第一节 项目编制的依据和原则. 第二节 项目背景及改造的必要性. 第三节 项目的范围. 第四节 研究结果. 第二章第二章 市场分析和价格预测市场分析和价格预测 . 第一节 产品市场分析和价格预测. 第二节 原料供求和价格预测. 第三节 辅助原料、燃料的供应. 第三章第三章 生产规模、总工艺流程及产品方案生产规模、总工艺流程及产品方案 . 第一节 生产规模. 第二节 总工艺流程. 第三节 产品方案. 第四节 自动化水平. 第四章第四章 工艺装置工艺装置 . 第一节 工艺技术选择. 第二节 主要操作条件. 第三节 装置工艺流程. 第四节 自控水平. 第五节

2、主要设备选择. 第六节 公用工程消耗. 第五章第五章.建厂地区条件和厂址选择建厂地区条件和厂址选择 . 第一节 建厂条件. 第二节 厂址选择. 第六章第六章 总图运输、储运、土建、厂区管网总图运输、储运、土建、厂区管网 . 第一节 总图运输. 第二节 储 运 . 第三节 土 建 . 第四节 厂内外管网 . 第七章第七章 公用工程公用工程 . 第一节 给水、排水. 第二节 供电、通信. 第三节 供热、供风. 第四节 采暖通风和空调设计. 第八章第八章 辅助生产设施辅助生产设施 . 第一节 消防设施. 第二节 维修设施. 第三节 分析化验. 第九章第九章 能耗分析及节能措施能耗分析及节能措施 .

3、第一节 概述. 第二节能耗分析 . 第三节 节能措施. 第十章第十章 环境保护环境保护 . 第一节 建设地区环境现状. 第二节 污染物状况及治理. 第十一章第十一章 职业安全卫生职业安全卫生 . 第一节 职业危害因素及其影响. 第二节 职业危害因素的防范及治理 . 第三节 职业安全卫生投资. 第十二章第十二章 企业组织及定员企业组织及定员 . 第十三章第十三章 项目实施规划项目实施规划 . 第十四章第十四章 投资估算与项目融资投资估算与项目融资 . 第十五章第十五章 技术经济评价技术经济评价 . 第一章第一章 总总 论论 第一节第一节 项目编制的依据和原则项目编制的依据和原则 一一、项项目目编

4、编制制的的依依据据 1、*集团（*石油化工厂有限公司）关于编制 8000Nm3/h 制氢及 50 万吨/年加氢精制装置改造可行性研究报告的委托书 ； 2、中国石油化工总公司石油化工项目可行性研究报告编制规定 （一九九七年版） ； 3、原料及产品价格依据现行市场价格及*集团（*石油化 工厂有限公司）提供的数据。 二二、项项目目编编制制的的原原则则 1、贯彻执行工厂布置一体化和生产装置露天化的改造方针，减少占 地面积和改造投资； 2、采用国内先进成熟可靠的炼油工艺和设备，保证产品质量，同时 力求节能降耗， ； 3、充分利用现有公用工程、辅助设施和生活办公设施等，以节省投 资，加快改造进度，提高装置

5、综合经济效益； 4、生产过程的原料、中间产品及产品多系易燃、易爆物料，严格遵 循石油化工企业设计防火规范 （1999 年版）GB016092 的有关规 定进行设计； 5、装置改造的“三废”排放将严格执行国家的有关标准和规范。 “三 废”治理要做到同时设计、同时施工、同时投产、并考虑环境的综合 治理； 6、装置改造工艺过程控制采用集散型控制系统（DCS） ，有助于提高 全厂的自动控制水平，提高装置改造的运转可靠性，降低生产工人的 劳动强度。 7、装置改造设计要采用可靠的安全技术措施，严格执行国家现行的 有关安全法规。 第二节第二节 项目背景及改造的必要性项目背景及改造的必要性 *石油化工厂有限公

6、司始建于 1996 年,从 2003 年 3 月 6 日 起,*石油化工厂有限公司由*集团接管。*石油化 工厂有限公司是*集团下属的最大子公司。 *集团成立于 1998 年 3 月 18 日,2004 年 2 月被国家工商总局 核准成立为无地域、无行业特征集团有限公司，是*市最大的综合 型民营企业之一，主要从事货物运输、石油化工、房地产开发、物业 管理等业务。集团现拥有国家二级建筑安装资质；房地产开发公司具 有国家四级开发资质；物业公司是河口区最早具备物业管理资质的专 业公司；运输公司是*市四家具备危险品运输资质的运输企业之一， 是河口区最大的运输企业。 集团公司成立九年来，立足本地资源优势，

7、采取多元化经营战略， 逐步形成了一个拥有员工 1200 余人的现代化企业。曾先后荣获 “*市十佳民营企业” 、 “*市重点保护企业” 、 “*市十佳青年 民营企业” 、 “中国农业银行山东省分行 AAA 级信誉企业” 、 “山东省工 商系统诚信纳税企业” 、 “中国优秀企业”等荣誉称号。 *集团接管*石油化工厂有限公司后不断深化企业改革， 切实转换经营机制，以现代化企业制度的标准严格要求，使企业焕发 出了勃勃生机。为优化管理资源，创新工作绩效，提升管理的科学化 水平，以适应公司不断发展壮大的需要，*石油化工厂有限公 司先后通过 ISO9000 质量管理体系和 ISO14000 环境管理体系认证

8、， 建立了较为完善的质量环境管理体系。 目前，*集团（*石油化工厂有限公司）已拥有 40 万吨 /年常减压装置、120 万吨/年重油分馏装置、20 万吨/年催化裂化装 置、5 万吨/年气体分离装置、5 万吨/年脱硫装置、1 万吨/年 MTBE 装 置、80 万吨/年延迟焦化装置、30 万吨/年加氢精制装置和 5000 标方 /小时的干气制氢装置各一套及其配套设施，固定资产 5.45 亿元，职 工 700 多人，下设财务部、办公室、生产技术部、安全设备部、生产 车间及后勤服务单位等 18 个部门。 为加快企业发展，不断提高企业的经济效益和社会效益，*集 团以国家大力支持民营经济的发展为契机，为断

9、扩大石化公司的经营 规模，发挥企业管理优势和资源优势，走石油炼制精细化工之路。 *集团（*石油化工厂有限公司）位于胜利油区，从事 石油加工多年，在原油采购、生产技术、企业管理、产品市场开发等 方面积累了丰富的经验。面对国内外炼油行业的激烈竞争，特别是加 入 WTO 后企业环境的巨大变化，提高企业的竞争能力，提高原油的加 工深度、精度，才能为企业的生存和发展创造必要的条件。随着国民 经济的发展，社会对汽油、柴油、石油液化气等石油产品的需求量急 剧增加。为了公司的发展并充分利用国内及国际重油资源，向深加工 要效益，*集团（*石油化工厂有限公司）拟将 5000Nm3/h 制氢及 30 万吨/年加氢精

10、制装置改造为 8000Nm3/h 制氢及 50 万吨/年 加氢精制装置。 第三节第三节 项目的范围项目的范围 本改造项目以焦化干气为主原料，以轻石脑油为备用原料生产工 业氢，生产氢气规模为 8000Nm3/h。然后对重油催化改造装置的柴油 进行加氢，改善重催柴油的品质。 干气制氢工艺由原料气压缩、原料气精制、轻烃水蒸气转化、中 温变换、PSA 以及余热回收等部分组成。加氢工艺由反应、分馏、压 缩及废水汽提等部分组成。 第四节第四节 研究结果研究结果 一、项目概况一、项目概况 *集团（*石油化工厂有限公司）8000Nm3/h 制氢及 50 万吨/年加氢精制改造装置,制氢采用价格较低、产氢率较高的

11、焦化气 作为装置原料，与采用轻石脑油作为原料相比，能显著的降低装置氢 气成本；采用较高的转化出口温度，合理的转化压力，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。 基本工艺为：原料气压缩原料气精制转化中温变换变压 吸附 PSA。 加氢改造采用国内成熟的加氢精制工艺技术，催化剂采用国产成 熟加氢精制催化剂。反应部分采用炉前混氢方案；生成油脱硫化氢塔 采用直接吹汽法；催化剂的预硫化采用湿法硫化方案，催化剂再生采 用器外再生。污水汽提单元采用单塔汽提、侧线抽氨工艺技术。滤后 原料缓冲罐、软化水罐等采用氮气保护，防止其与空气接触

12、。为防止 原料中固体杂质带入反应床层，使催化剂结块，造成压降增加过快， 采用了自动反冲洗过滤器。高压换热器采用双壳程式换热器，传热效 率高、压降低，减少设备台数和占地面积。 二、主要技术经济指标二、主要技术经济指标 1、主要产品名称、数量及规格 序 号 产品名称密度 g/cm3 产量 x104t/a 备注 1 精制柴油 0.83650.838347.50 2、主要原料名称、规格和用量 序 号 产品名称密度 g/cm3 用量 x104t/a 备注 1 重催柴油 0.839648.00 2 干气 1.66 3、公用工程规格 （1）1.0MpaG 蒸汽 温度 250 压力 1.0MpaG (2)循环

13、水 温度(上水) 32 压力(上水) 0.45 MpaG 污垢系数 1.6810-4m2.K/W (3)新鲜水 温度常温 压力 0.4 MpaG 污垢系数 5.1710-4m2.K/W (4)除盐水 温度 常温 压力 0.3 MpaG (5)压缩空气 温度 常温 压力 0.6 MpaG (6)仪表风 温度 常温 压力 0.6 MpaG 露点 40 （7）电 6000V 50Hz 380V 50Hz 220V 50Hz 4、 “三废”排放及环境治理 （1）废水 含油污水主要来源：机泵端面冷却水；油品采样冷却水；装置改 造后厂房内外冲洗排水；装置改造生产排出的少量污水；改造装置内 可能污染的雨水；

14、生产岗位少量生活污水，以上污水均由下水道排至 污水处理场统一处理。 在装置改造出口设置有含油污水检测池，以便对排出污水进行计 量和检测。设计中采用一切手段减少新鲜水用量，以力求减少含油污 水总的排放量，含油污水排水井采用混凝土井，防止渗漏污染环境。 生活污水经化粪池截污后排入工厂生活污水管网。 装置改造产生的酸性水排至酸性水汽提装置处理后，净化水回用 于常减压及催化裂化装置。 （2）废气 本项目改造排出的废气主要是炉子的烟气。为保证完全燃烧，节 约能源，加热炉采用空气预热器及强制通风设施，烟囱的设计不仅满 足抽力的要求，同时满足环保要求。对于装置操作过程中可能排放的 含烃类气体排入燃料气系统或

15、排入火炬总管。 （3）废渣 本装置改造生产的废渣为失活的催化剂和吸附剂，深埋或回收处 理。 （4）噪声污染，主要来自泵区和加热炉区。 本装置改造的泵采用低噪声离心泵，风机采用低噪声离心式风机， 切均采用露天布置。其噪音均小于 85 分贝，满足化工建设项目噪 声控制设计规范要求。 加热炉布置在室外，其烧嘴采用低噪音烧嘴，使炉区的噪音控制 在 85 分贝以下。 5、主要技术经济指标汇总 主要技术经济指标表 序号项目名称单位数量备注 1 设计规模 1.1 制氢 Nm3/h8000 1.2 加氢精制 104t/a50 实际加工量48万吨 2 产品方案 2.1 精制柴油 104t/a47.5 3 年操作

16、小时 h8000 4 主要原辅材料消耗 4.1 原材料 4.1.1 重催柴油 104t/a48 4.1.2 焦化干气 104t/a1.66 4.2 辅助材料 4.2.1 制氢催化剂 t/a25.57 4.2.2 加氢精制催化剂 t/a42.8 4.2.3 水蒸汽 t/a2.73 5 公用系统消耗量 5.1 燃料气 kg/h2174 5.2 1.0MPa 蒸汽(外送) kg/h-6400 制氢产气 5.3 1.0MPa 蒸汽 kg/h4640 5.4 电 KW2450 5.5 循环水 t/h1098 5.6 除盐水 t/h14.7 5.7 净化风 Nm3/h280 5.8 氮气 Nm3/h140

17、 5.9 回收凝结水 kg/h-4640 加氢回收 6 三废排放量 6.1 废水 t/h5.7 6.2 炉子烟气 Nm3/h 6.3 废催化剂 t/a68.37 7 装置定员人 37 8 工程占地面积 m216275 9 项目总投资万元 12400 9.1 建设投资万元 10097 9.2 建设期利息万元 144 9.3 铺底流动资金万元 2159 10 年均总成本费用万元 11 年均销售收入万元 12 年均销售税金及附加万元 8909 13 年均利润总额万元 3226 14 财务评价指标 14.1 静态指标 14.1.1 投资利润率 %18.50 14.1.2 投资利税率 %69.59 14

18、.2 动态指标 14.2.1 所得税后财务内部收益率 %21.07 14.2.2 所得税后财务净现值万元 6440 14.2.3 投资回收期年 6.02 含建设期1年 14.2.4 所得税前财务内部收益率 %26.27 14.2.5 所得税前财务净现值万元 10793 三、结论 本项目改造上报投资 12400 万元，其中建设投资 10097 万元，铺 底流动资金 2159 万元；项目改造投产后年利润总额 3226 万元，年税 后利润 2419 万元，所得税后项目投资财务内部收益率为 21.07%，投 资回收期 6.02 年（含 1 年建设期） ，各项经济指标均高于行业基准值。 具有良好的盈利能

19、力。 综上所述，本项目改造实施后，能够为企业带来较好的经济收益， 获取良好的投资回报。 第二章第二章 市场分析和价格预测市场分析和价格预测 第一节第一节 产品市场分析和价格预测产品市场分析和价格预测 一、产品市场分析一、产品市场分析 随着国民经济及汽车工业的发展，社会对汽油、柴油、石油液化 气等石油产品的需求量急剧增加。2004 年中国汽油产量 5250 万吨， 我国汽油用量每年以 13%的速度增长，预计到 2008 年我国汽油用量将 达 7575 万吨。近几年，汽油、柴油价格一直呈上涨趋势，市场前景 广阔。本装置对重催柴油进行加氢可以改善重催柴油的品质，加氢后 的精制柴油其附加值增加，产品市

20、场好。 二、价格预测二、价格预测 近几年来，国内外石油产品价格一直呈上涨趋势，根据我国现阶 段的实际情况，考虑将来的发展，在未来的几年内，精制柴油的价格 在 44005300 元/吨。 第二节第二节 原料供求和价格预测原料供求和价格预测 一、原料来源一、原料来源 本项目改造所用原料为公司延迟焦化装置的焦化干气和重油催化 裂化装置的重催柴油。完全可以满足生产需要。 焦化干气组成： 组成 H2H2OCH4C2H6C2H4C3H8C3H6C4H10C5 合计 V%13.591.1159.1818.232.512.841.251.120.17100 加氢原料油性质： 项目重催柴油混合原料（模拟） 密度

21、（20）,g/cm3 0.83960.8102 运动粘度, mm2/s 20 4.714 运动粘度, mm2/s 50 2.442 凝点, -5 酸度, mgKOH/100ml 0.93 实际胶质, mg/100ml 358 诱导期, min 碱性氮, mg/kg 1091 闪点（闭口） ， 89 苯胺点， 64.5 铜片腐蚀， （50，3h）不合格 10%残炭，m% 0.27 S, m%0.840.7791 N, mg/kg17321240 溴价，gBr /100ml 15.9 馏程，：初馏点 20356 5%213 10%220162 30%244199 50%272241 70%3012

22、84 90%337333 95%345342 终馏点 351350 二、原料价格二、原料价格 本项目原料为焦化干气、重催柴油。全部来自公司内部，价格 按照内部价格估算。 三、原料运输方式三、原料运输方式 焦化干气、重催柴油由管线直接送到装置。 第三节第三节 辅助原料、燃料的供应辅助原料、燃料的供应 一、辅助原料一、辅助原料 本项目改造辅助原料为除盐水，用于制氢。 二、燃料的供应二、燃料的供应 本项目改造所用燃料为燃料气，来自重油催化裂化装置，完全可 以满足需求。 第三章第三章 生产规模、总工艺流程及产品方案生产规模、总工艺流程及产品方案 第一节第一节 生产规模生产规模 本项目改造设计生产能力为

23、 8000Nm3/h 制氢及 50 万吨/年加氢精 制。操作时间 8000 小时，连续生产。 第二节第二节 总工艺流程总工艺流程 干气自管网来，经过干气压缩原料气精制转化中温变换 PSA 变压吸附工业氢；加氢原料油自管网来，先与氢气混合，然 后经加热炉加热至 310，进入加氢精制反应器。在反应器中，原料 油和氢气在催化剂作用下，进行加氢脱硫、脱氮、烯烃饱和等精制反 应。经换热冷却后，进入高压分离器进行油、水、气三相分离，分出 的油相经脱硫后进入分馏塔，分馏出精制石脑油、精制柴油。 第三节第三节 产品方案产品方案 本项目改造主要产品为精制柴油。 产品主要性质： 项目初期末期 加氢精制产品精制柴油

24、精制柴油 密度（20）,g/m3 0.83650.8383 运动粘度，mm2/s20 4.44.3 凝点， -4-4 酸度，mgKOH/100ml 0.360.37 实际胶质，mg/100ml 3140 氧化安定性，mg/100ml 1.01.0 碱性氮， u g/g 101133 闪点， 7069 芳烃，% 2529 铜片腐蚀， （50，3h）合格合格 10%残炭，m% 0.020.03 S, g/g325390 N, g/g220255 十六烷值 5352 溴价，gBr/100ml 1.801.86 馏程，：馏点 180180 10%214213 30%218217 50%271270 7

25、0%298298 90%336336 95%344343 终馏点 350350 主要产品产量一览表 序号名称单位数量相态去向 1 精制柴油万吨/年 48.5 液外售 第四节第四节 自动化水平自动化水平 本项目改造设计采用集散控制系统（DCS）来完成装置的控制、监 测和安全联锁。基于现场总线技术，完全开放，采用先进的软件和硬 件技术，结构灵活，扩展方便，安全可靠，安装、维护简单，大幅度 节约使用成本，便于管理和减轻劳动强度。工艺参数及过程控制均在 控制室集中显示、控制、管理、实时打印各种参数、报表，且设置了 联锁保护系统，事故状态下能实现各种保证生产的安全措施，对装置 的可靠运行提供良好的保证。

26、 为保证装置的平稳、安全、长期运行，DCS 系统供电采用 UPS，对 可能释放可燃气体的地点设置可燃气体报警器探头。 第四章第四章 工艺装置工艺装置 第一节第一节 工艺技术选择工艺技术选择 本项目改造制氢采用干气为原料，采用上海华西化工科技有限公 司的轻烃水蒸气转化造气、变压吸附（PSA）净化工艺专有技术。有 以下特点： 1、采用价格较低、产氢率较高的焦化干气作为原料，与轻石脑油作 为原料相比，能显著的降低氢气成本。 2、优化单元设计，合理选择工艺参数，采用较高的转化出口温度 （820） ，合理的转化压力，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）

27、进一步降低转 化炉的燃料消耗。 3、在原料精制方面，由于焦化干气中的烯烃饱和反应放热量较少， 因此，烯烃饱和反应器采用固定床加氢反应器，以降低装置投资。 4、在原料气的预热方面，采用开工加热炉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。 5、为了提高装置操作的可靠性，确保装置长周期安全运行，该装置 的催化剂选用国内成熟可靠的催化剂。 6、一氧化碳变换部分采用中温变换流程，不采用低温变换流程，以 降低装置改造投资，简化制氢流程，缩短开工时间。 7、采用 PSA 净化工艺技术，简化了制氢装置流程，提高了氢气质量 降低了装置能耗。 8、采用三合一的产汽流

28、程（即烟道气、转化气、中变气的产汽系统 共用一台汽水分离器） ，简化了余热回收流程，降低了单元投资。 9、优化换热流程，合理利用余热温位，提高有效能效率。 10、回收工艺冷凝水，减少除盐水量。 加氢部分技术特点： 采用国内成熟的加氢精制工艺技术，催化剂采用国产成熟加氢精 制催化剂。反应部分采用炉前混氢方案；生成油脱硫化氢塔采用直接 吹汽法；催化剂的预硫化采用湿法硫化方案，催化剂再生采用器外再 生。污水汽提单元采用单塔汽提、侧线抽氨工艺技术。滤后原料缓冲 罐、软化水罐等采用氮气保护，防上其与空气接触。为防止原料中固 体杂质带入反应床层，使催化剂结块，造成压降增加过快，采用了自 动反冲洗过滤器。高

29、压换热器采用双壳程式换热器，传热效率高、压 降低，减少设备台数和占地面积。 第二节第二节 主要操作条件主要操作条件 本装置的主要操作条件如下： 一、制氢部分 1、加氢反应器（R4001） 入口温度 300 出口温度 380 入口压力 Mpa(a) 3.25 出口压力 Mpa(a) 3.2 加氢催化剂装置 m3 5.5 2、氧化锌脱硫反应器（R4002A.B） 入口温度 370 出口温度 360 入口压力 Mpa(a) 3.2 出口压力 Mpa(a) 3.15 脱氯剂装置 m3 0.82 氧化锌脱硫剂装置 m3 2.752 3、转化炉辐射段 入口温度 500 出口温度 820 入口压力 Mpa(

30、a) 3.04 出口压力 Mpa(a) 2.77 水碳比 mol/mol 3.5 催化剂装置 m3 2.4 4、中温变换反应器 入口温度 360 出口温度 415.7 入口压力 Mpa(a) 2.74 出口压力 Mpa(a) 2.71 空速（干）h-1 2198 催化剂装置 m3 3.1 5、PSA 序号步骤压力 Mpa(G)时间（S） 1 吸附（A） 2.45180 2 一均降压（E1D） 2.451.9630 3 二均降压（E2D） 1.961.4760 4 三均降压（E3D） 1.470.9830 5 四均降压（E4D） 0.980.4930 6 顺放（P） 0.490.2230 7 逆

31、放（D） 0.220.0330 8 冲洗（PP） 0.0390 9 四均升压（E4R） 0.030.4930 10 三均升压（E3R） 0.490.9830 11 二均升压（E2R） 0.981.4760 12 一均升压（E1R） 1.471.9630 13 产品氢升压（FR） 1.962.4560 二、加氢部分 1、反应器 催化剂FH-98 或 LH-3 产品规格柴油 S390ppm 冷高分入口氢分压，Mpa 6.4 进料量，t/h 31.25 体积空速，h-1 1.8 催化剂装填量，m3 21.4 上床层，m3 6.4 下床层，m3 15.0 流程编号 R-2101 设备名称加氢精制反应器

32、 反应器型式固定床，热壁 介质名称油气、氢气、硫化氢 反应温度，初期末期 上床层：入口温度 302325 出口温度 345366 温升 4341 下床层：入口温度 337358 出口温度 367387 温升 3029 床层平均反应温度， 344364 反应器总温升， 7370 反应器入口氢油比 400400 床层间冷氢量，Nm3/h 25002500 催化剂运转周期2 年，催化剂总寿命6 年 内设两个催化剂床层，一层冷氢盘，两层分配盘 2、高压分离器 操作压力，Mpa（g） 8.0 操作温度， 45 3、低压分离器 操作压力，Mpa（a） 1.1 操作温度， 45 4、新氢压缩机 入口温度，

33、40 入口压力，Mpa（a） 0.6 出口压力，Mpa（a） 9.8 5、循环氢压缩机 入口温度， 45 入口压力，Mpa（a） 7.8 出口压力，Mpa（a） 9.8 6、生成油脱硫化氢塔 塔顶压力 Mpa(a) 0.65 塔顶温度， 172 进料温度， 265 7、分馏塔 塔顶压力，Mpa（a） 0.19 进料温度， 207 第三节第三节 装置工艺流程装置工艺流程 一、流程简述一、流程简述 1、制氢部分 来自管网的焦化干气进入原料气缓冲罐（V4001） ，经原料气压缩 机（C4001）升压后进入原料预热炉（F4001） ，预热至 300进入脱硫 部分。 备用原料为来自装置外的轻石脑油，进入

34、原料油缓冲罐（V4002） ， 经原料油泵升压后与装置外来的循环氢混合进入原料预热炉（F4001） ， 预热至 380进入脱硫部分。 加热后的原料气，进入加氢反应器（R4001） ，先在加氢催化剂的 作用下发生烯烃饱和反应，同时发生有机硫转化反应和有机氯转化反 应，使有机硫转化为无机硫、有机氯转化为无机氯。然后进入氧化锌 脱硫反应器，在此氧化锌与硫化氢发生脱硫反应，脱除原料中的硫。 精制后的气体中硫含量小于 0.2ppm，进入转化部分。 精制后的原料气在进入转化炉（F4002）之前，按水碳比 3.5 与 3.5Mpa 水蒸汽混合，再经转化炉对流段（原料预热段）预热至 500， 由上集合管进入转

35、化炉辐射段。转化炉管内装有转化催化剂，在催化 剂的作用下，原料气与水蒸气发生复杂的转化反应。整个反应过程表 现为强吸热反应，反应所需的热量由设在转化炉顶部的气体燃料烧嘴 喷出的燃料燃烧来提供。出转化炉的高温转化气经转化气蒸汽发生器 （E4001）发生中压蒸气后，温度降至 360380，进入中温变换。 由转化气蒸汽发生器（E4001）来的 360380转化气进入中温变 换反应器（R4003） ，在催化剂的作用下发生变换反应，将变换气中 CO 含量降至 3%（干基）左右。中变气经锅炉给水第二预热器（E4002） 预热锅炉给水，锅炉给水第一预热器（E4003）预热锅炉给水、除盐 水预热器（E1004

36、）预热除盐水回收大部分的余热后，再经中变气水 冷却器（E4005）降温至 40，并经分水后进入 PSA。 来自中温变换部分的中变气压力 2.45Mpa（G）温度 40，自塔 底进入吸附塔 T4101AH 中正处于吸附工况的塔，在多种吸附剂的依 次选择吸附下，一次性除去氢以外的几乎所有杂质，获得纯度大于 99.9%的产品氢气，经压力调节系统稳压后送出。 当吸附剂吸附饱和后，通过程控阀门切换至其它塔吸附，吸附饱 和的塔则转入再生过程。在再生过程中，吸附塔首先经过连续四次均 压降压过程尽量回收塔内死空间氢气，然后通过顺放步序将剩余的大 部分氢气放入顺放气罐（用作以后冲洗步序的冲洗气源） ，再通过逆

37、放和冲洗两个步序使被吸附杂质解吸出来。逆放解吸气进入解吸气缓 冲罐（V4102） 。冲洗解吸气进入解吸气缓冲罐（V4103） ，然后经调节 阀调节混合后稳定地送往造气工段，用作燃气。 2、加氢部分 原料油自管网来，过滤后进入滤后原料缓冲罐，再由反应进料泵 抽出升压后，先与氢气混合，再与加氢精制反应产物进行换热，然后 经加热炉加热至 310，自上而下流经加氢精制反应器。在反应器中， 原油和氢气在催化剂作用下，进行加氢脱硫、脱氮、烯烃饱和等精制 反应。 从加氢精制反应器出来的反应产物与混氢原料及低分油换热后， 再进入反应产物空冷器，冷却至 60左右进入反应产物后冷器，冷至 45左右进入高压分离器进

38、行油、水、气三相分离。为了防止加氢反 应生成的硫化氢和氨在低温下生成铵盐，堵塞空冷器，在空冷器前注 入洗涤水。高压分离器顶气体经循环压缩机升压后，与经压缩后的新 氢混合，返回到反应系统。 从高压分离器中部出来的液体生成油减压后进到低压分离器中， 继续分离出残余的水。油相去分馏。 从高压分离器及低压分离器底部出来的含硫含氨污水，送至污水 汽提单元处理。 低分油经与反应产物及柴油产品换热后，进入生成油脱硫化氢塔。 塔顶油气经空冷器、水冷器冷凝冷却到 40，进入塔顶回流罐。液体 作为塔回流。含硫气体和低分气一起送到延迟焦化装置进行脱硫。从 塔底出来的脱硫化氢油直接进入分馏塔。 分馏塔顶油气经分馏塔空

39、冷器和分馏塔顶后冷器冷凝冷却到 40， 进入塔顶回流罐，罐顶少量油气至火柜系统，罐底轻石脑油用塔顶回 流泵抽出，一部分作为回流打入分馏塔顶部，另一部分作为产品（石 脑油）送出装置。 分馏塔底由分馏塔底重沸炉提供热量，精制柴油从塔底抽出后， 经精制柴油泵升压与低分油换热后，再经精制柴油空冷器、后冷器冷 却至 45，作为产品送出装置。 二、进出装置的物料平衡二、进出装置的物料平衡 1、制氢部分 进出物料平衡表 入 方出 方 序 号 物料 数量 (万 t/a) 备注序号物料 数量 (万 t/a) 备注 1 2 3 4 焦化干气 水蒸汽 合计 1.66 2.73 4.39 1 2 3 4 氢气 脱附气

40、 合计 0.520 3.87 4.39 用做燃料气 2、加氢部分 进出物料平衡表 入 方出 方 序 号 物料 数量 (万 t/a) 备注序号物料 数量 (万 t/a) 备注 1 重催柴油 48.01 精制柴油 47.5 2 3 4 氢气 合计 0.52 48.52 2 3 4 气体 损失 合计 0.764 0.256 48.52 用做燃料气 3、制氢和加氢总物料平衡 进出物料平衡表 入 方出 方 序 号 物料 数量 (万 t/a) 备注 序 号 物料 数量 (万 t/a) 备注 1 焦化干气 1.66 1 脱附气 3.87 用做燃料气 2 水蒸汽 2.73 2 3 4 重催柴油 48.0 4

41、精制柴油 47.5 55 气体 0.764 用做燃料气 66 损失 0.256 合计 52.39 52.39 第四节第四节 自控水平自控水平 一、自控水平一、自控水平 装置改造将采用新一代的集散型控制系统（DCS） ，为全面监视和 控制全装置的检测点和控制点，保证装置的平稳操作和安全生产，并 发挥 DCS 系统的优势，装置所有远传的过程信号都将送入 DCS 系统中； 这些信号经过处理将分别用于实时控制、实时显示报警、并生成各种 生产和管理用的记录和报表。在设计 DCS 系统的配置时，将充分考虑 其硬件、软件的可靠性、主流型和先进性、以及系统的可扩展性、网 络开放性，网络通讯的硬件平台及其相应接

42、口，使采用的 DCS 系统能 适应现阶段的要求。 根据国内外仪表生产及应用状况，所设置的自动控制系统按达到 国内外同类型工程目前的先进水平考虑，以实现集中控制、平稳操作、 安全生产、强化管理，并实施先进控制和优化控制策略，提高产品产 量和质量，降低能耗，使工厂实现“安、稳、长、满、优”生产操作， 提高经济效益，适应企业将面临的国际竞争。 二、仪表选型二、仪表选型 为了保证装置长期、安全、可靠运行，控制系统的控制器（CPU） 、 I/O 卡件、供电单元、通讯网络和接口单元等均有双重化冗余。根据 本装置现场情况，仪表控制回路及检测回路选用隔爆型仪表。 在选择仪表（如变送器、安全栅、报警设定器、信号

43、转换器、执 行器、分析器等）时，将充分考虑目前现在装置中仪表的运行情况， 在国产仪表和国外仪表中的筛选出性能价格比最好的仪表，使设计出 的每个控制或监测回路都能在安全、可靠、长周期、自动状态下运行， 提高整个装置的仪表投用率和自动化管理水平。 1、温度仪表 进控制室指示、控制的全部采用铂热电阻和热电偶，就地指示 的采用双金属温度计。 2、压力仪表 进控制室指示、控制的压力仪表采用智能压力变送器，就地指示 的用弹簧管压力表和耐震、隔膜压力表。 3、液位仪表 液位测量用浮筒或智能差压变送器。 4、流量仪表 选用椭圆齿轮流量计、超声波流量计、威力巴流量计，一般流量 采用节流装置和差压变送器。 5、分

44、析仪表 可燃气体报警选用国内合资产品。 三、主要仪表设备三、主要仪表设备 1、控制室仪表 DCS 控制系统 1 套 21CRT 工程师站（含操作台） （1 套） 21CRT 操作台（含操作台） （2 套） A4 激光打印机 3 台 I/O 机笼 I/O 输入/输出卡件 一批 电源 开关量 输入/输出卡件 一批 2、现场仪表 压力变送器 32 台 温度变送器 56 台 差压变送器 16 台 椭圆齿轮流量计 18 台 可燃气体检测变送器 21 台 气动调节阀 76 套 安装材料 一批 计算机控制电缆 一批 电缆桥架 一批 四、控制室四、控制室 1、控制室仪表供电要求双回路提供，由不间断电源 UPS

45、 供给： 输入电压：220VAC 50HZ 输出电压：220VAC 50HZ 输出容量 20KVA 切换时间 无瞬间 不停电时间 30 分钟 2、现场仪表供气 气源压力不小于 0.6Mpa， 耗气量 280Nm3/h。 五、设计采用的标准、规范五、设计采用的标准、规范 过程检测和控制流程图用符号和文字代号 GB2625-81 爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范及条文说明GB50058-92 石油化工企业设计防火规范设计采用的标准、规范 过程检测和控制流程图用符号和文字代号 GB2625-81 爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范及条文说明GB50058-92 石油化工企业设计防火规范 （1999

46、 年版） GB50160-92 石油化工自动化仪表造型设计规范 SH3005-1999 石油化工控制室和自动分析器室设计规范 SH3006-1999 石油化工企业信号报警、联锁系统设计规范 SHJ18-90 石油化工企业仪表供气设计规范 SHJ3020-2001 石油化工企业仪表保温及隔离、吹洗设计规范 SHJ3021-2001 石油化工仪表配管配线设计规范 SHJ3019-1997 石油化工企业可燃气体和有毒气体检测报警设计规范SHJ3063-1999 石油化工仪表接地设计规范 SHJ3081-1997 石油化工仪表供电设计规范 SHJ3082-1997 石油化工分散控制系统设计规范 SH/

47、T3092-1999 石油化工紧急停车及安全联锁系统设计导则 SH/T3092-1999 石油化工仪表安装设计规范 SH/T3104-2000 第五节第五节 主要设备选择主要设备选择 一、概述一、概述 本装置改造共有工艺设备 120 余台（套） ，其中塔类设备 4 台、 冷换设备 30 余台、反应器 5 台、加热炉 4 台、压缩机 5 台（套） ，另 外还有容器类等其它设备。 二、非标设备二、非标设备 所有设备材料应按钢制压力容器GB150-1998、 石油化工钢 制压力容器材料选用标准SH3075-95、 压力容器安全技术监察规程 （1999 年出版）技术标准要求选用。 当选用 20R 钢板

48、厚度超过 16mm 时，可选用 16MnR 钢板，但由稳 定决定的厚度或硫化氢应力腐蚀的设备仍用 20R 钢板。塔类设备裙座 材料一般不得低于 Q235-B。 操作介质中含有硫化氢的压力容器，其腐蚀率容器的操作温度 和硫化氢浓度（体积百分数或克分子百分数）从硫化氢腐蚀曲线查得， 年腐蚀率超过 0.3mm 时，应选取更耐腐蚀的材料，或选用不锈钢复合 板，或容器内壁采用堆焊不锈钢层结构。此外，在选用材料时尚应考 虑介质的具体情况和实际使用经验。 当容器内壁要采用不锈钢堆焊结构时，应根据操作介质的特性 及操作条件决定采用单层不锈钢堆焊结构或双层不锈钢堆焊结构。对 含有湿硫化氢应力腐蚀的碳素钢制设备，

49、当硫化氢分压大于等于 345Pa 时，应进行整体消除应力热处理，并要求热处理后壳体任何部 位硬度不得大于 HB200。 本装置改造加氢反应器等高压设备操作温度高、压力高，材料 特殊、结构复杂，设计、制造要求高，设备吨位大，占整个装置的投 资比例大。加氢反应器操作介质为油气、H2、H2S，操作温度高达 380以上，操作压力在 8.5MPa 以上。根据要求，内表面采用双层不 锈钢堆焊结构。 加氢反应器设计时要求对特殊结构进行应力分析，确保局部应力 控制在规定的范围之内。在制造要求上要比常规方法设计的加氢反应 器更为严格。 主要设备汇总表主要设备汇总表 序号设备名称数 量备 注 一塔类 1 生成油脱

50、硫化氢塔 1 加氢部分 2 分馏塔 1 加氢部分 3 气提塔 1 加氢部分 4 酸性水气提塔 1 制氢部分 二工业炉 1 原料预热炉 1 制氢部分 2 转化炉 1 制氢部分 3 反应炉 1 加氢部分 4 重沸炉加氢部分 三反应器 1 加氢反应器(R-2101) 1 加氢部分 2 加氢反应器(R-4004) 1 制氢部分 3 氧化锌脱硫反应器 2 制氢部分 4 中温变换反应器 1 制氢部分 四压缩机 1 新氢压缩机 2 加氢部分 2 循环氢压缩机 2 加氢部分 3 原料器压缩机 1 制氢部分 五部分冷换设备 1 反应产物低分油换热器 1 加氢部分 2 反应产物原料换热器 3 加氢部分 3 低分油

51、产品换热器 4 加氢部分 4 脱硫化氢塔顶后冷器 1 加氢部分 5 分馏塔顶后冷器 1 加氢部分 6 精制柴油后冷器 1 加氢部分 7 返氢后冷器 1 加氢部分 8 反应产物后冷器 1 加氢部分 9 反应产物空冷器 2 加氢部分 10 脱硫化氢塔顶空冷器 2 加氢部分 11 分馏塔顶空冷器 2 加氢部分 12 精制柴油空冷器 2 加氢部分 六成套设备 1 PSA 变压吸附 1 制氢部分 国产设备清单 序号设备名称台数总价 （万元） 备注 合计 1646810.0 1 塔类 41120 2 原料预热炉 1300 3 反应器 1680 4 压缩机 51715 5 冷换设备 13206 6 PSA

52、变压吸附 4480 7 转化炉 1480 8 反应炉 1400 9 重沸炉 1375 10 空冷器 8168 11 各种缓冲罐 15150 12 机泵 60480 13 电器仪表 50256 第六节第六节 公用工程消耗公用工程消耗 公用工程消耗见下表： 序号名称单位数量备注 1 燃料气 kg/h2174 2 1.0MPa 蒸汽(外送) kg/h-6400 制氢产气 3 1.0MPa 蒸汽 kg/h4640 4 电 KW2450 5 循环水 t/h1098 6 除盐水 t/h14.7 7 净化风 Nm3/h280 8 氮气 Nm3/h140 9 回收凝结水 kg/h-4640 加氢回收 第五章第

53、五章建厂地区条件和厂址选择建厂地区条件和厂址选择 第一节第一节 建厂条件建厂条件 一、地质概况一、地质概况 *集团（*石油化工厂有限公司）位于*市河口区义 和镇。本装置所在场地地貌类型为黄河下游冲积平原。地下水稳定， 水位埋深 0.901.30m，水位标高 3.67m 左右。地下水属第四系孔隙潜 水，主要由大气降水及黄河水补给，主要通过蒸发方式排泄，地下水 年正常水位升降变化幅度一般在 2.0m 以内，历年最高水位埋深不小 于 0.5m。地下水化学类型为 SO4-HCO3-CI-Na-Ca-Mg 型，按类环境， 其地下水对混凝土具弱腐蚀性，对钢筋混凝土结构中的钢筋和钢结构 具有中等腐蚀性。 场

54、地地基土强度一般，各土层层位比较稳定，附近无活动性断裂 通过，区域地质环境相对稳定，未发现不良地质作用，适宜建筑。 二、当地气象条件二、当地气象条件 工程所在地地处暖温带，属温带季风型大陆性气候，气候特征是 雨热同期，大陆性强，寒暑交替，四季分明。主要气象条件如下： 1、环境温带 年平均气温 12.1 极端最高气温 41.9 极端最低气温 -22.3 最热月（七月）日最高气温平均值 28.5 最冷月（二月）日最低气温平均值 13.3 2、空气湿度 年平均相对湿度 67% 最大相当湿度 83% 最小相当湿度 56% 3、大气压力 年平均气压 101.09kPa 极端最高气温 103.97kPa

55、极端最低气温 98.12kPa 月平均最高气压 102.12kPa 月平均最低气压 99.76kPa 4、降雨量 年平均降雨量 597mm 一日最大降雨量 150mm 年平均蒸发量 212mm 5、风 年主导风向南风、东南风 夏季主导风向南风 冬季主导风向北风、西北风 年平均风速 2.9m/s 月平均风速 3.5m/s 瞬时最大风速（地面上 10m） 40m/s 6、最大冻土深度 -0.65 m 7、厂区地震烈度 根据中国地震烈度区划图（1990） 的通知，场区地震基本烈 度为七度。 第二节第二节 厂址选择厂址选择 为充分依托现有公用工程以及考虑厂区的实际情况，*集团 （*石油化工厂有限公司）

56、8000Nm3/h 制氢及 50 万吨/年加氢 精制装置改造拟在厂区内。详见总平面布置简图。 第六章第六章 总图运输、储运、土建、厂区管网总图运输、储运、土建、厂区管网 第一节第一节 总图运输总图运输 一、总平面布置一、总平面布置 布置原则： 1、满足工艺要求，便于生产管理，工程流程短捷流畅； 2、切实注意安全，单元之间的防护距离应遵守现行的国家和行业 颁布的规范、标准和规定； 3、尽量利用原厂区内现有土地资源； 4、与给排水专业结合，保证设计标高、坡度满足污水管线自流排 放要求； 5、装置四周设置环形消防道路。 平面布置考虑近、远期相结合，按功能进行合理布局。厂区出入 口布置在南端并与厂外路

57、相连，汽车装卸区设单独出入口，避免人流 车流相互干扰。 二、竖向设计、道路及消防二、竖向设计、道路及消防 1、竖向设计 竖向设计采取平坡式布置方式，雨水汇入道路暗管排放。 2、道路及消防 厂区内设环形消防车道，道路采用水泥路面，主要道路宽 8 米， 次要道路宽 6 米，道路转弯半径 12 米，以满足消防、运输要求。装 置之间、装置与建筑物之间保持足够的防火间距；建筑物与厂区道路 边缘亦保持一定的安全防火距离；分别满足石油库设计规范 、 石 油化工设计防火规范等的要求。 三、厂区绿化三、厂区绿化 在装置改造周围进行绿化，多铺草皮，间植观赏性植物，道路两 旁裁植不产生花尘、防污、抗盐碱性强的树木。

58、 四、设计中采用的总图运输标准、规范四、设计中采用的总图运输标准、规范 石油化工企业设计防火规范 及99年局部修订条文GB50160-92 建筑设计防火规范及 2001 年版 GBJ16-87 石油库设计规范 GB50074-2002 化工企业总图运输设计规范 HGJ1-85 石油化工企业厂内道路设计规范 SHJ23-90 工业企业设计卫生标准 TJ36-79 石油化工企业厂区竖向布置设计规范 SHJ013-89 石油化工企业厂区绿化设计规范 SHJ8-89 总图制图标准 GBJ103-87 石油化工企业厂区总平面布置设计规范 SH/T3053-2002 工业企业总平面设计规范 GB50187

59、-93 石油化工企业卫生防护距离 SH3093-1999 中石化（1998 建设字 202 字） 化工企业建设节约用地若干规定其 他相关专业的现行技术规定 第二节第二节 储储 运运 一、储存系统一、储存系统 本项目改造的主要原料为焦化干气、重催柴油，年加工规模为 50 万吨，主要产品为精制柴油。 为满足*集团（*石油化工厂有限公司）工程的需要， 对整个厂区的储运系统（包括罐区、装车、卸车等）进行了改扩建， 完全满足本装置原料及产品的储存要求。 二、运输系统二、运输系统 本装置改造的原料为焦化干气、重催柴油，焦化干气为延迟焦化 装置的产品，管道输送进入本装置。重催柴油为重油催化裂化装置产 品，由

60、管道输送进入本装置。 本装置改造产品为精制柴油，经管道输送到罐区。 产品及所需原料运输量见下表。 运输量表 序号名称 运输量（万吨/年） 运输方式形态备注 一运进 1 焦化干气 1.66 管道气 2 重催柴油 48.00 管道液 二运出 1 精制柴油 47.50 公路液外卖 从罐区到装置以及装置内部的物料运输为管道运输。 在进出厂区设有地中衡，用于产品出厂区的计量。 三、设计采用的标准、规范三、设计采用的标准、规范 石油化工企业设计防火规范 GB50160-92 建筑设计防火规范 （95.97 修订条文） GBJ16-87 工业企业总平面设计规范 GB50187-93 石油化工企业厂区总平面布