80万吨年汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告

1、80 万吨/年汽柴油加制氢联合装置 可行性研究报告 目录 第一章总论 . 3 第二章市场预测 . 8 第三章原料来源、生产规模及产品方案 . 11 第四章工艺技术方案 . 16 第五章总图、运输、公用工程及辅助生产设施 . 61 第六章节能 . 67 第七章环境保护 . 77 第八章 职业安全卫生 . 82 第九章工程组织及定员 . 88 第十章工程实施计划 . 88 第十一章投资估算及资金筹措 . 89 第十二章财务评价 . 94 附图一：15000Nm3/h 制氢装置造气部分工艺原则流程简图 附图二：15000Nm3/h 制氢装置 PSA 部分工艺原则流程简图 附图三：80 万吨/年加氢精

2、制装置反应部分工艺流程简图 附图四：80 万吨/年加氢精制装置分懈部分工艺流程简图 附图五：装垃平而布置图 第一章总论 第一节工程编制依据及原则 1、工程编制依据 1.1、 汽柴油加制氢装苣编制可行性研究报告地委托书 1.2、 汽柴油加制氢装苣可行性研究报告技术服务合同. 2、工程编制原则 2.1、汽柴油加制氢装垃以催化柴油、焦化柴油和焦化汽油为原料，其中加氢精制单元生产 规模为 80 万吨/年；配套地制氢单元地规模为 15OOONm3/h 工业氢，操作弹性为 60-110%,年生 产时数为8000 小时. 2.2、 汽柴油加制氢装置采用国内成熟、先进地技术，确保产品质戢，其中制氢单元采用 Z

3、Z 公司低能耗轻炷蒸汽转化专有技术+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地法规和要求.认真贯彻安全第一预防为主地指 导思想对生产中易燃易爆有毒有害物质设置必要地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）,以提高装置地运转可靠性. 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.第二节工程背景及建设地必要性 1、工程背景 XXXXXXXXXX 公司座落在 . 现在制约企业经济和社会效益增长地主要因素是产

4、品质屋不高和加工深度不够渣油是 XXXXXXXXXX 公司地主要产品之一，由于加工产品地多样性，沥青地产品质量很不稳定，并 且沥青产品受季节性影响比较大所以为了增加企业地经济效益，决左对产品进行深加工.现 120 万吨焦化正在设计中. 而对国内外炼油行业地激烈竞争，和国内外对环保、产品质量要求地越来越严格，为了提 髙和增强企业地竞争能力，提高原汕地加工深度、和精度 XXXXXXXXXX 集团公司研究决左建 造 80 万吨加氢改制装宜和相应地制氢装苣，从而对焦化产品和催化柴油进行加氢改质. 装置加工地原料油为催化柴油、焦化柴油、焦化汽油地混合油 表 1-2-1 原料汕性质 名称 催化柴油 焦化汽

5、汕 焦化柴油 密度(20 C) , g/cm3 0.8872 0.7423 0.8526 馅程， C IBP 185 34 177 10% 229 80 209 30% 257 11() 249 50% 289 127 326 70% 321 140 358 90% 352 170 360 EBP 352 180 360 澳值，gBr2/100g 19.0 72.1 28.9 硫，Mg/g 7000 12000 12000 实际胶质 t mg/100ml 32() 23 358 碱性氮，Mg/g 90 - - 氮，Mg/g 1000 205 1732 运动粘度（20 C） mm2/s 我国已在

6、 2002 年 1 月执行了地 GB252-2OOO 轻柴汕标准如下: 表 1 -22 GB252-2000 轻柴油标准 项 目 标准 色度，号 不髙于 3.5 硫含量（ ni/m）不大于 0.2 50%憾出温度（ C）不高于 300 90%憾出温度（ C）不髙于 355 95%憾出温度（ C）不高于 365 氧化安定性，总不溶物，mgKOH/lOOml 不大于 2.5 闪点（闭口）， C 不低于 55 45 （-35 号以下牌号） 从表 1-2-1 与表 1-2-2 对比可以看出， 如不精制 （降低其硫含量、 提高英安立性） ， 将因不 满足 GB252-2000地要求而无法出厂，因此，必须

7、对上述催化柴油进行加氢精制实现生产低硫、 低氮、髙十六烷值地环保型优质燃料油地目标，使公司地产品和国际接轨. 随着中国加入 WTO 以及市场竞争地需要，汕品淸洁化已越来越受到各方而地关注，随着未 来油品规格地具体指标和实施时间表地快速临近，选择合理地柴油加氢精制和改质新工艺，从根 本上解决柴汕地产品质量和升级换代问题，就显得非常重要和紧迫. 2、工程建设地必要性 建设该 80 万吨/年联合加氢精制装垃地总义在于： 1、增加催化柴油加氢精制能力，使加氢精制后地催化柴油与直餾柴汕等组份调合后，保证 全厂柴油满足 GB252-2000 标准要求. 2、尽快建设油煤联合加氢精制装巻，对促进 XXXXX

8、XXXXX 集团公司地长远发展，合理 利用资源，提髙企业经济效益，保护环境、促进社会就业和保持社会安左是十分必要地，具有深 刻地现实意义和长远地历史意义. 3、 经营体制类别 新建汕煤联介加氢精制装置，隶属 XXXXXXXXXX 公司. 第三节工程范 新建汽柴汕加制氢装置由 80 万吨/年加氢精制单元和 15OOONm3/li制氢单元组成. 汽柴油加制氢装置由装置区、压缩机厂房、中控室和变配电室组成. 第四节研究结果1、工艺技术方案 汽柴油加制氢装置采用国内成熟、先进地技术，确保产品质量，其中制氢单元采用 ZZ公司低 能耗轻坯蒸汽转化专有技术+变压吸附（PSA）技术. 2、主要技术经济指标 2

9、.1、 原料 新建汽柴油加制氢装置地原料为催化裂化装置地柴油和干气英中催化柴油 20 万吨 （25%）、焦化柴油 36 万吨（45%）、焦化汽油 24 万吨（30%）. 2.2、 产品 装置主要产品为精制柴油,产量为 55.6 万吨/年， 次要产品为汽油,产量为 23.6 万吨/年， 直接出厂. 2.3、 副产品 加氢干气为 1.48 万吨/年，脱硫后作为制氢单元地原料或全厂燃料. 2.4、 公用工程消耗 （1） 新鲜水 llt/li间断 （2） 循环水（ZUHO-C） 300t/h 连续 （3） 脱盐水 27t/h连续 （4） 电力 3025kw.h 连续 （5） 3.5MPa 蒸汽，450

10、 C -6.7t/h 连续，外输 （6） l.OMPa 蒸汽 6t/h,间断 （7） 净化压缩空气 450Nm3/h连续 （8） 非净化压缩空气 15OONm3/h（最大）间断 （9） 氮气 2OOONm3Nm3/h（最大）间断 （10） 燃料气 1600Nm3/h 连续 2.5、 能耗 1） 加氢精制单元地能耗为 751.436MJA 2） 制氢单元地能耗为 13765.94MJ/1000Nm3H2 26 三废”情况 （1）废气： 烟气 65t/ht 含 S02 1.3 mg/m3,NOX 65mg/m3 （2）生活污水： llt/h（间断，最大）. （3）含油、酸性水污水：7h,连续. （

11、4）含盐污水： 0.6S1.连续，锅炉排污. （5）废催化剂： 38年（平均到年）. 2.7、占地而积： 11160m2 2.8、 装置定员 37 人. 2.9、 主要经济指标见表 1-1-1 序号 工程 数量 1 工程建设投资（万元） 25782.00 序号 工程 数量 2 建设期利息（万元） 726.00 3 流动资金（万元） 0.00 4 工程总投资额（万元） 26508.00 5 报批投资额（包括 30%流动资金）（万元） 26508.00 6 建设期（月） 18 7 年均销售收入（万元） 576975.03 8 年均总成本费用（万元） 541323.94 其中:年均可变成本（万元）

12、535639.94 年均固定成本（万元） 5684.00 9 年均经营成本（万元） 53961 &()0 10 年均应纳税金及附加（万元） 25732.52 11 年均利润总额（万元） 9918.58 12 年均应纳所得税（万元） 3273.16 13 年均税后利润（万元） 6645.48 14 投资利润率（） 36.20 15 投资利税率（） 130.3() 16 资本金利润率（） 120.10 17 全投资财务内部收益率（）（税前） 4339 财务净现值（ic=12.00%,万元） 45983.64 投资回收期（年,静态） 3.70 18 全投资财务内部收益率（）（税后） 32.31 财务

13、净现值（ic=12.00%,万元） 27897.55 投资回收期（年,静态） 4.40 19 资本金财务内部收益率（） 4539 财务净现值（ic= 12.00%,万元） 29003.84 20 盈亏平衡点（，年平均） 36.40 3、结论 3.1、 汽柴油加制氢装置采用国内成熟、先进地技术，确保产品质量，英中制氢单元采用低 能耗轻炷蒸汽转化专有技术+变压吸附（PSA）技术. 3.2、 装置产品精制柴油，可以满足 GB252-2000 轻柴油标准地要求. 3.3、 汽柴油加制氢装置生产地精制柴油可以调合不同牌号地柴汕，利用已有地销售渠道， 不需要开发产品市场，产品销路较好，无产品滞销问题. 3

14、.4、 装置建成后，将过去由产品带入社会环境地硫、氮、杂质（未燃烧烧），集中在装巻 内转化为硫化氢和氨加以回收和处理，具有显著地社会环保效果. 3.5、 装置地各项技术经济指标较好，具有良好地经济和社会效益. 总之，尽快建设汽柴油加制氢装巻，对促进 XXXXXXXXXX 集团公司地长远发展，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立是十分必要地，具有深刻 地现实意义和长远地历史意义. 第二章市场预测 近几年，国内汽、煤、柴油地生产和消费情况见表 2由表可见，汽汕略有过剩，而煤、 柴油，特别是柴油有较大缺口. 今后几年或十几年内，我国国民经济仍将保持较快地发展速度，这

15、意味着我国对石油产品 地需求也将保持高速增长. 表 2J 我国汽、煤、柴油地生产和消费对比单位：万吨 品种 年份 1995 1996 1997 1998 1999 汽油 消费量 2942 3097 3231 3303 3459 产量 2948 3182 3447 3397 3741 煤汕 消费量 490 559 608 635 690 产量 428 513 555 575 719 柴汕 4865 5231 5568 5736 6154 产量 3847 4302 4768 4717 5902 预 i|- 2007 年我国对这三大类汕品地总需求量将达到 13605 万吨，汽.煤、柴地需求量将分 别

16、达到4331 万吨，950 万吨和 8324 万吨左右.2010 年，我国对这三大类油品地总需求量将达到 16523 万吨，汽、煤、柴地需求量将分别达到 4872 万吨,1250 万吨和 10401 万吨左右,见表 22 表 22 我国汽煤柴油需求情况及预测 单位：万吨 汽油 煤汕 柴油 合计 1999 年 华北需求 627 133 703 1463 华东需求 971 174 2372 3517 全国需求 3459 690 6154 10303 2005 年 华北需求 749 221 978 1948 华东需求 1212 296 3183 4691 全国需求 4331 950 8324 136

17、05 2010 年 全国需求 4827 1250 10401 16523 柴油加氢精制装置地主要产品为精制柴油据统计，我国柴油生产一直处于供不应求状态近 年来，随着加工原油量地增长和重油深度加工步伐地加快，我国柴油生产量每年均以近 10%地幅 度增长，然而柴油地消费增长呈现岀更快更猛地势头，柴油地生产量一直处在约低于消费量 4Mt/a 地水平上. 与柴油供求矛盾相对应，我国柴油产品牌号构成也不合理在目前生产地轻柴油中，80%以 上是0 号柴油，-10 号以下地低凝点柴油产量还不到轻柴油总量地 15%,每逢寒冷季肖都会岀现 供不应求地现象柴油质量较差是目前柴汕生产地另一个突出问题造成这种现象地原

18、因是我国炼 汕厂催化裂化柴油比例越来越大（平均已髙达 30%-50%）,而全国柴汕精制率仅为 50%,因此 大部分柴油安定性差，十六烷值低. 造成柴油产虽不能迅速提髙、供需矛盾突岀地技术原因主要有两个：一是因为我国原油普 遍偏重， 且含蜡量高、 柴油懈分收率低国内原汕地柴油餾分收率比国外原汕地柴汕懈分收率低 （见表 2-3）.同时我国原油地直憎石脑油收率低 为了满足乙烯裂解原料地要求，不得不用相当数 量地柴油组分替代二是因为我国炼汕企业二次加工装巻以催化裂化为主，英柴汽比只有 0.5-0.6. 柴汽比较髙地加氢裂化、延迟焦化等装置所占比重较低，是造成我国柴油产量偏低地重要原因之 表 2-3 不

19、同原汕慵分油收率比较% 原料品种 C5J90C 汽油 190-360C 柴汕 柴汽比 中东轻质原油 21.12 26.14 1.24 中东重质原油 18.18 23.44 1.29 其它国外原油 16.70 30.95 1.85 中国原油 631 18.24 2.89 表 24 2005 年主要二次加工装置构成 装置名称占二次加工能力汽油柴油柴汽比 热裂化 4.02 29.10 34.85 1.19 催化裂化 68.95 47.85 26.22 0.55 加氢裂化 10.95 32.79 57.91 1.77 延迟焦化 16.08 15.48 29.72 2.04 由于柴油发动机地燃料消耗明显

20、低于汽油发动机，今后柴油发动机地增长速度将明显高于 汽汕发动机目前国内柴汕需求与汽油需求量之比约为 1.40.按照国家发展汁划， 我国交通运输将 会有很大地发展，特别是二纵二横两条高速公路地建设将更为公路运输地发展创造了良好地条 件；在今后相当一段时间内国家将加大对农业地投资力度，这将促进我国农业朝着集约化和机械 化地方向迈进.上述两个因素都将促进对柴油地需求如果按照 10%地弹性考虑，2007 年以后柴油 需求量将更髙，柴汽比将高于1.5,这个比值与近年来国内市场消费地实际柴汽比相吻合（见表 2- 5）. 表 2-5 近年来国内油品市场消费地实际柴汽比 年份 2002 2003 2005 2

21、006 消费柴汽比 1.30 1.24 1.51 1.52 生产柴汽比 16 1.12 1.40 1.35 由表 24 和表 2-5 可以看出，实际生产柴汽比近年来一直低于实际消费柴汽比，且在全国范 用内柴油供应短缺. 柴油加氢精制装宜生产地精制柴油可以调合不同牌号地柴油，利用已有地销售渠道，不需要 开发产品市场，产品销路较好，无产品滞销问题. 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 一、加氢精制原料油 加氢原料为催化柴油 20 万吨（25%）、焦化柴油 36 万吨（45%）、焦化汽油 24 万吨 （30%）,需加工精制汕品总量可达到 80 万吨，混合原料性质见表 3-1-1

22、. 表 3-1-1 原料油性质 名称 催化柴油 焦化汽油 焦化柴油 密度（20 C） , g/cm3 0.8872 0.7423 0.8526 馅程， C IBP 185 34 177 10% 229 80 209 30% 257 110 249 50% 289 127 326 70% 321 140 358 90% 352 170 360 EBP 352 180 360 漠值,gBr2/100g 19.0 72.1 2&9 硫，pg/g 7000 12000 12000 实际胶质，mg/100ml 320 23 358 碱性氮，Mg/g 9() - - 氮，Mg/g 1000 205 173

23、2 运动粘度（20 C） mm2/s 二、制氢单元原料 由于制氢各种催化剂对原料地族组成、馅程以及杂质含量均有特殊要求，而且制氢装置地 原料在氢气成本中所占地比重较髙，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 比大地含硫低地饱和坯类原料，或者几种 H/C 比大地原料混合进料，以减 少原料耗量，降低氢气成本. 制氢原料可分为气态坯和液态坯二类.气态坯主要有：天然气、沼 气、加氢干气、重整干气、焦化干气以及焦化干气等.液态怪主要有：直 镭石脑油、加氢地轻石脑油、重整装置生产地抽余油、拔头油以及加氢 装置生产地饱和液化石油气等. 在上述原料中，除天然气、沼气外

24、，其它原料均为石油化工厂生产或副产地产品. 在石油化工行业，制氢装置通常选择炼油厂地干气、天然气或者轻石脑油作为原料；对于非 右油化工行业，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；轻石脑汕虽属易燃易爆品，但无毒，储存比 较容易. 从国内外地情况来看，在天然气资源丰富地地区，基本上均采用天然气为原料来生产氢气. 根拯厂方地实际情况，制氢装垃地原料为催化干气和焦化干气，采用轻石脑油作为备用原料. 燃料为干气. 目前商业化地转化催化剂对轻石脑汕地要求一般为：烯l%mol；芳桂含 M13%.环烷桂 36%,轻汕干点210 C 表 3-1-2 序号 组成

25、催化干气 焦化干气 摩尔分率（干基） 1 水 2 H2 26.7535 12.60 3 C1 27.4549 55.88 4 C2 10.4208 19.54 5 C3 0.7014 0.86 6 IC4 1.3026 0.62 7 NC4 0.1002 0.41 8 IC5 0.3006 0.01 9 乙烯 13.2265 2.66 10 丙烯 1.8036 0.73 11 CO2 2.7054 0.49 12 N2 14.2285 4.74 13 02 1.0020 0.88 14 H2S 50mg;Nm3 180aC） 装垃生产地精制柴油，杂质含量少，安左性好，可作为柴油调合组分与直馅柴

26、油调合后出 r. 柴油加氢精制装置地主要产品性质见表 3-3-1 表 331 柴汕加氢精制装置地主要产品性质 名称 精制汽油 精制柴油 密度(20 C) , g/cm3 0.7426 0.8486 懈程， C IBP 48 182 10% 83 208 30% 110 238 50% 130 273 70% 146 305 90% 165 343 EBP 180 360 凝固点， C 0 0 铜片腐蚀，（509, 3h） 合格 合格 运动粘度，mm2/s20#C 4.30 氧化安泄性，mg/100ml - 2.0 10%残炭，m% 0.3 硫，Mg/g 10 45 实际胶质，mg/100ml

27、3.0 60 酸度，mgKOH/lOOml - 7.0 灰分，m% 55 氮，Mg/g 3 200 緘氮，pg/g 1 130 颜色,D1500 51 3、配套制氢单元地产品 装宜主要产品为工业氢,副产地变压吸附尾气作为转化炉地燃料. 工业氢规格： 出装巻温度：40 C 出装巻压力：2.4MPa（表） 组成： 组分 V% H299.9%（mol） CO+CO296 99.9 2 流程情况 较复杂 较简单 3 原料耗量 1.0 1.40-1.50 4 燃料耗量 1.0 0.4 5 综合能耗 1.0 0.85 6 工程投资 1.0 1.051 7 供氢压力，MPa（G） 1.3 1.5-2.4 从

28、表中可以看出，化学净化法流程具有原料消耗低、工程投资低地优点，但工艺流程复 杂、能耗较高、生产地工业氢纯度低：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 技术地进步 （多床多次均压，吸附剂性能地改进等），使氢气地回收率髙达 9092%,加之近几年 PSA 技 术地国产化，极大地降低了 PSA 地投资，从而有效地降低了该工艺地氢气生产成本，使该技术 在新建制氢装置中占主导地位. 两种净化方法地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 取决于原料和燃料地差价差价越大、采用化学净化法工艺

29、技术越经济差价越小，采用 PSA 净化 工艺技术越经济. 由于本装置地原料气地价格和燃料气地价格一样，因此采用 PSA 工艺地氢气成本要比采用 化学吸收法工艺地氢气成本低同时，采用 PSA 净化法制氢工艺还具有流程简单，便于生产管 理，生产地氢气纯度高、供氢压力高，有利于减少加氢装置地投资和消耗所以，本方案推荐采 用 PSA 净化法. 5、PSA 净化工艺 变压吸附（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，并在程序控制方而不断改进 和完善，使 PSA 工艺地氢回收率有了很大提高（

30、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 净化工艺地研究已有十几年地历史，并在吸附剂研制、工艺技术、程序控制 等方而获得较大进展，已在石汕化工厂、炼油厂中建成了许多套 PSA 氢回收装置. ZZ公司所是国内最早开展 PSA 研究，并将英成果工业化、大型化地单位之一，拥有成套 地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 技术地优点如下： 氢回收率较高，可达 90%以上 PSA 程序控制阀是变压吸附装置地关键设备为此成都华西化工研究所开发了专利产品一 -密封自补偿式三偏心液压程控蝶阀，该阀具有体积小，

31、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 A 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，操作可靠地特点.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、五床操作地功能，因而大大地提高了装置 地可靠性. 投资低只有引进 PSA 装苣投资地 7080%. 1995 年成都 ZZ公司在 XX 石化公司 6xl04m3n/h 大型 PSA 装宜投标中，以“投资低、技术 与 YY公司相当“地绝对优势击败 YY 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

32、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地实力. 综上所述，本报告推荐采用 ZZ公司开发地 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 I、80 万吨/年加氢精制单元 一、 工艺流程特点 1、 装置内原料油缓冲罐采用爆料气覆盖措施，尽呈避免原料油与空气接触，从而减轻高温 部位结焦程度. 2、 采用热壁型式和新型内部构件地反应器，使进入催化剂床层地物流分配和催化剂床层地 径向温度分布均匀. 3、 采用三相（油、气、水）分离地立式高压分离器. 4、 氢气和原料油在反应流出物/反应进料换热器前混合

33、，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地传热效率和减轻加热炉管内地结焦程度. 5、 为了防止低温部位彼盐析出，在反应流出物空冷器上游侧设巻软化水注入点. 6、 催化剂预硫化采用液相硫化方法.预硫化汕用直餾柴油. 7、 由于原料油地含硫疑较高，采用循环氢脱硫技术脱除系统地硫化氢；轻石脑油采用碱洗 工艺以保证轻石脑油地质量要求. 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. 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，降低装麗能 耗. 二、 工艺流程简述 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 M 地颗粒

34、后，进入原料汕缓冲罐经 原料油泵升压后，在流量控制下，经反应流岀物/原料油换热器换热后与混合氢混合，进入反应 流岀物/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岀物/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 汕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 C 后进入高压 分离器为了防止反应流出物在冷却过程中析岀钱盐，堵塞笛道和设备，通过注水泵将脱盐水注 至反应流出物空冷器上游侧地管遒中. 在髙压分禽器中，反应流岀物进行

35、气、油、水三相分禽，顶部岀来地循环氢进入循环氢脱 硫塔入口分液罐，然后进入循环氢脱硫塔用 MDEA 溶液脱除硫化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岀口地新氢混合成为混合氢髙压分离器水相为含硫化氢和氨地污 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 离闪蒸出地低分气（酸性气）出装置，低分油至分馅部分. 装置地补充氢由装置外来，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 环氢压缩机岀口地循环氢混合后成为混合氢. 分憾部分 （1） 柴油分懈系统 从

36、反应部分来地低分油换热至 248 C 左右进入柴油分懈塔，塔顶油气经分慵塔塔顶空冷器和 分懈塔塔顶后冷器冷凝冷却至 40-C,进入分憾塔塔顶回流罐进行气、油、水三相分藹.闪蒸出地 气体和稳泄塔顶出来含硫气体混合岀装置：含硫含氨污水与髙分污水一起送出装置：油相经分馅 塔塔顶回流泵升压后一部分作为塔顶回流，一部分作为粗汽汕去稳定塔. 为了抑制硫化氢对塔顶管道和冷换设备地腐蚀，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. 分憾塔底精制柴油分为两路：第一路作为产品，经分怖塔低重沸炉循环泵增压后经 E3008 作稳左塔重沸器热源，然后与低分油换热至 8（TC 左右,最后进入柴汕

37、空冷器冷却至 5CTC 出装宜： 第二路经流量控制阀后直接去分懈塔底重沸炉作为重沸液， 分憎塔底重沸炉地重沸液，分四路经由分慵塔底重沸炉，加热至 33OC 作为重沸液返回分憾 塔底部空间，完成汽、液分离，并完成与塔低塔盘流下地液体地混合，然后循环使用. （2） 汽油稳左系统 从分慵塔顶回流罐来地粗汽油经粗汽油/稳左汽油换热后进入汽油稳定塔稳左塔用精制柴汕 作重沸器热源，稳定塔塔顶汕气经稳定塔顶水冷器冷凝冷却至 40 C,进入稳左塔顶回流罐进行 气、油、水三相分离.闪蒸岀地气体排至燃料气管网.含硫含氨污水与髙分污水一起送出装置油相 经稳左塔顶回流泵升压后分两路，一路作为塔顶回流，另一路作为轻石脑

38、油出装置由工厂系统处 理稳泄塔塔底汽油经粗汽油/稳定汽油换热器换热后，经稳左汽汕空冷器、稳龙汽油水冷器冷却 至 40 C 出装宜. 公用工程部分 1、催化剂预硫化流程 为了提髙催化剂活性，新鲜地或再生后地催化剂在使用前都必须进行预硫化设汁采用液相 预硫化方法，以低硫直慵柴油为硫化油，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. 工艺流程详见附图： 三、主要操作条件 表 4-1-2 主要操作条件 反应器 原料汕量 kg/h 100000 反应器入口氢分压 Mpa（G） 6.4 反应温度 C 300405 体积空速 h-1 1.5 氢油比 V/V 500 髙压分离器 温度

39、 C 45 压力 Mpa(G) 7.5 低压分藹器 温度 C 45 压力 MPa(G) 1.4 循环氢脱硫塔 温度 C 45 压力 MPa(G) 7.5 (五 ) 分馆塔 温度 C 316 压力 MPa(G) 0.32 (六 ) 稳定塔 温度 C 205 压力 MPa(G) 0.82 II、15OOONm3/li 制氢单元 一、工艺技术特点 1、 优化装置设计，合理选择工艺参数，采用较髙地转化岀口温度（820 C）,增加转化深 度，提高单位原料地产氢率，从而降低原料和燃料消耗：选用较低地水碳比（3.5）,进一步降 低转化炉地燃料消耗. 2、 在原料气地预热方而，采用开工加热炉和原料预热炉二合一

40、地方案.不仅增加了原料预热 温度调巧地灵活性，又增加了中压蒸汽地产量. 3、 为了提髙装置地可靠性，确保装置长周期安全运行，转化催化剂选用国内研制生产地蒸 汽转化催化剂. 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. 5、 采用三合一地产汽流程（即烟逍气、转化气、中变气地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. 6、 优化换热流程，合理利用余热能位，提髙有效能效率. （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地高温位余热发生中压 蒸汽，并过热到 450 C所产蒸汽一部分作为工艺用汽，多

41、余部分外输至蒸汽管网. （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. （3） 利用烟道气低温位余热预热燃烧空气，以降低转化炉地燃料用量. （4） 在维持合理传热温差地前提下，降低排烟温度，提髙转化炉、原料预热炉地热效率，以 降低燃料消耗. 7、 回收工艺冷凝水，减少装宜脱盐水用量在变换气冷却过程中将产生大量地冷凝水，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. 8、 采用 U 型管双壳程换热器，加深换热深度，提髙热效率. 9、 采用 PSA 净化工艺，简化了

42、制氢流程，提髙了氢气质量，降低了装置能耗. 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、能耗低地特点. 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 90%） 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地二次 污染问题，因而吸附剂再生效果更好. 9.4、 变压吸附工艺过程采用 DCS控制系统，具有运转平稳，操作可靠地特点.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、五床操作地功能，因而大大地提髙了装 巻地可靠性

43、. 9.5、 PSA 程序控制阀是变压吸附装宜地关键设备本装置选用 ZZ 公司地专利产品密封 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 A 级），寿命长（30 万次），自带阀位显示等特点. 二、工艺操作条件 1、绝热加氢反应器 入口温度 C 岀口温度 C 380 入口压力 MPa(a) 3.22 岀 口压力 MPa(a) 3.2 加氢催化剂装虽 m3 6.93 2、氧化锌脱硫反应器 入口温度 C 380 出口温度 C 360 入口压力 MPa(abs) 3.2 岀 口压力 MPa(abs) 3.15

44、氧化锌脱硫剂装量 m3 &5x2 脱氯剂装量 m3 1.54x2 3、转化炉辐射段 入口温度 C 500 出口温度 C 820 入口压力 MPa(a) 3.04 出 口压力 MPa(a) 2.77 碳空速 h-1 970 水碳比 mol/mol 3.5 催化剂装 Mm3 6.19 4、中温变换反应器 入口温度 C 360 出口温度 C 422 入口压力 MPa(a) 2.74 出口压力 MPa(a) 2.71 空速(干)h-1 1753 催化剂装量 m3 &24 5、PSA 部分 序号 步骤 压力(Mpa) (G) 时间 1 吸附(A) 2.5 180 250 2 一均降压(E1D) 2.45

45、 1.96 30 3 二均降压(E2D) 1.96 1.47 60 4 三均降圧(E3D) 1.47 0.98 30 5 四均降压(E4D) 0.98 0.49 30 6 顺放(P) 0.49 0.22 30 7 逆放(D) 0.22 0.03 30 8 冲洗(PP) 0.03 90 9 四均升压(E4R) 0.03 0.49 30 10 三均升压(E3R) 0.49 0.98 30 11 二均升压(E2R) 0.98 1.47 60 12 一均升压(E1R) 1.47 1.96 30 13 产品氢升压(FR) 1.96 2.5 60 三、工艺流程简述 (1) 进料系统 由装垃外来地焦化干气和

46、催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 气脱硫部分当采用液体原料时，液体原料(如：轻石脑油等)自装置外来，进入原料油缓冲 罐，经过原料油泵加压后与来自新氢压缩机一级岀口地氢气混合后，然后进入原料气脱硫部分. (2) 脱硫部分 进入脱硫部分地原料气经原料预热炉予热升温至 300aC 左右，进入绝热加氢反应器发生烯婭 饱和以及有机硫转化反应，使原料气地温度升高到 3804C,然后进入氧化锌脱硫反应器在此，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地气体硫含量小于 0.2PPm,烯烧含 量小于C2H6 硫醇： RSH+H2RH+H2S 硫礎： R1SR2+2H2R1H

47、+R2H+H2S 二硫陋：R1SSR2+3H2R1H+R2H 十 2H2S 噬吩： C4H4S+4H2C4H10+H2 S 氧硫化碳：C0S+H2C0-H2S 二硫化碳：CS2+4H2CH4+2H2S ZnO(固)+H2S=ZnS(固)+H20 Ho 298 =-76.62kJ/mol (3) 转化部分 精制后地原料气按水碳比 3.5与水蒸汽混合，再经转化炉对流段予热至 500C.进入转化炉辐射段在催化剂 地作用下，发生复朵地水蒸汽转化反应，从而生产出氢气、甲烷、一氧化碳.二氧化碳和水地平衡混合物主要 反应有： CnHm+nH20 =nCO+(n+nV2)H2 CO+3H2=CH4+H2O H

48、o298 =-206kJ/mol CO+H2O=CO2+H2 Ho298 =-41 kJ/mol 以甲烷为主地气态婭，蒸汽转化过程校为简収，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，有烷烧、环烷烧、芳烧等，因此，除上述反应外，在不同地催化 床层，还发生高级烧地烬裂解、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. 烧类水蒸汽转化反应是体积增大地强吸热反应，低压、商温、髙水碳比有利于上述反应地进行反应过 程所需热虽由转化炉顶部地气体燃料烧嘴提供，岀转化炉 820C岛温转化气经转化气蒸汽发生器换热后，温 度降至 3

49、60-C,进入中溫变换部分. (4) 变换部分 由转化部分来地约 360 C 地转化气进入中温变换反应器，在催化剂地作用下发生变换反应： CO+H2O=CO2+H2 Ho298 =-41.4KJ/mo) 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 4(rc,经分水 后进入 PSA 部分. (5) 热回收及产汽系统 来自装置外地脱盐水经脱盐水预热器预热后与来自酸性水汽提塔地净化水混合后进入除氧 器除氧器所需地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

50、器预热后进入汽包. 锅炉水通过自然循环地方式分别经过转化炉产汽段、转化气蒸汽发生器产生 3.5Mpa 地蒸汽. 所产生地蒸汽在转化炉地对流段过热到 450 C,大部分作为工艺蒸汽使用；多余部分岀装宜. (6) PSA 部分 来自变换部分地中变气，自塔底进入吸附塔 AH中正处于吸附工况地塔(始终同时有两 台)，在其中多种吸附剂地依次选择吸附下，一次性除去氢以外地几乎所有杂质，获得纯度大于 99.9 地产品氢气，经压力调节系统稳压后送出界区. 当吸附剂吸附饱和后， 通过程控阀门切换至其它塔吸附， 吸附饱和地塔则转入再生过程.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，

51、然后通过顺放步序将 剩余地大部分氢气放入顺放气罐(用作以后冲洗步序地冲洗气源)，再通过逆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，冲洗解吸气进入解吸气缓冲罐，然后经调 节阀调节混合后稳定地送往转化炉用作燃气. PSA 部分地具体工作过程如下：(以 A 塔为例叙述) 1) 吸附过程 原料气自塔底进入吸附塔 A,在吸附压力下，选择吸附所有杂质，不被吸附地氢气作为产 品从塔顶排岀当吸附前沿(传质区前沿)到达吸附剂预留段地下部时停止吸附. 2） 一均降压过程. 吸附结束后，A 塔停止进原料，然后通过程控阀与刚完成二均升步骤地 D 塔相连进行均 压，这时A 塔死空间内地高压氢气就

52、均入 D 塔得以回收，直到两塔地压力基本相等时，结朿一 均降过程. 3） 二均降压过程. 一均降压结束后，A 塔又通过程控阀与刚完成三均升步骤地 E塔相连进行均压，这时 A 塔 死空间内地髙压氢气就接着均入 E塔，得以继续回收.直到两塔地压力基本相等时，结束二均降 压过程. 4） 三均降压过程. 二均降压结束后，A 塔又通过程控阀与刚完成四均升步骤地 F塔相连进行均压，这时 A 塔 死空间内地髙压氢气就接着均入 F塔，得以继续回收.直到两塔地压力基本相等时，结束三均降 压过程. 5） 四均降压过程. 三均降压结束后，A 塔又通过程控阀与刚完成冲洗再生地 G塔相连进行均压，这时 A 塔死 空间内

53、地高压氢气就接着均入 G塔，得以继续回收.直到两塔地压力基本相等时，结束四均降压 过程. 6 顺放过程 四均降压过程结朿后，A 塔压力已降至 0.49MPa.G左右，这时 A 塔通过程控阀将塔内剩余地 部分氢气放入顺放气罐直到压力降至 0.22MPa.G左，结朿顺放过程. 7 逆放过程 顺放过程结束后，A 塔压力己降至 0.22MPa.G左右，这时，杂质已开始从吸附剂中解吸岀来， 于是打开逆放程控阀，逆着吸附方向将吸附塔压力降至 0.03MPa.G左右逆放出地解吸气被送入 解吸气缓冲罐. 8 冲洗过程 逆着吸附方向，用顺放气罐中地气体经程控阀和调肖阀对吸附塔进行冲洗使被吸附组分从 吸附剂中完全

54、解吸出来. 9） 四均升压过程. 冲洗过程结朿后，A 塔通过程控阀与刚完成三均降压步骤地 C 塔相连进行均压升压，这时 C 塔死空间内地高压氢气就流入 A 塔被回收，同时 A 塔压力得以上升，直到两塔压力基本相等. 10） 三均升压过程. 四均升压过程结束后，A 塔通过程控阀与刚完成二均降压步骤地 D 塔相连进行均压升压， 这时 D塔死空间内地高压氢气就流入 A 塔被回收，同时 A 塔压力得以继续上升，直到两塔压力 基本相等. 11）二均升压过程. 三均升压过程结朿后，A 塔通过程控阀与刚完成一均降压步骤地 E塔相连进行均压升压， 回收 E塔死空间内地髙压氢气，同时 A 塔压力得以继续上升，直

55、到两塔压力基本相等. 12） 一均升压过程. 二均升压过程结束后，A 塔通过程控阀与刚完成吸附步骤地 F塔相连进行均压升压回收 H 塔死空间内地髙压氢气，同时 A 塔压力得以继续上升，直到两塔压力基本相等. 13 产品气升压过程 经连续四次均压升压过程后，A 塔压力已升至 1.96MPa.G左右,这时用产品氢对吸附塔进行 最后地升压，直到使英达到吸附压力. 经过以上步骤后，A 塔地吸附剂得到了完全再生，同时又重新达到了吸附压力，因而已可无 扰动地转入下一次吸附. %吸附塔地工作过程与 A 塔均完全相同，只是在时间上互相错开吸附时间地一半，8 个塔交 替吸附即可实现连续分藹提纯氢气地目地. 第三

56、节装置物料平衡 I、80 万 Hi/年加氢精制单元物料平衡 序号 物料名称 收率 数量 备注 Wt% kg/h t/d 104t/a 入方 1 催化柴油 22.86 25000.00 576.00 2() 进装置 2 焦化柴油 41.15 45000.00 1104.00 36 进装置 3 焦化汽油 27.43 30000.00 720.00 24 进装宜 4 氢气（来自制氢） 1.23 1350 32.40 1.08 自制氢来 5 脱盐水 7.32 8000 192 6.4 进装置 合计 100.00 109350 2624.4 87.48 、 出方 1 精制柴油 63.56 69500 1

57、668 55.6 出装置 2 汽油 26.98 29500 708 23.6 出装置 3 酸性气 0.69 750 18 0.60 出装宜 4 含硫气体 1.01 1100 26.4 0.88 出装宜 5 酸性水 7.77 8500 204 6.8 出装置 合计 100.00 109350 2624.4 87.48 II、15OOONB13/11 制氢单元物料平衡 项目 Kg/li Nm3/h 备注 入 水蒸汽 15990 自产 焦化干气 4402 5174 装置外来（焦化干气） 方 合计 20392 出 工业氧 1350 15000 作为加氢地原料 脱附气 9949 7688 自产，作为转化

58、炉地燃料 未反应水 9093 回收利用 方 合计 20392 第四节平面布置 根据 XXXXXXXXXX 公司提供地平而总图以及联合改质装苣布置方案要求， 现提出该装 巻地平而布宜方案. 1、遵守地主要标准、规范 石油化工企业设汁防火规范GB50160-92 （1999 年局部修订） 爆炸和火灾危险环境电力装巻设汁规范GB50058-92 石油化工企业建筑设计规范SHJ17-90 （1995 年局部修订） 石油化工企业工艺装置设备平而布置设计通则SHJ11-89 2、平而布苣地原则和特点 2.1、 遵守国家地有关法规和规范. 2.2、 采用“同类设备相对集中地流程式”布置方式.流程式布宜可减少

59、工艺管道地交叉来 往，既减少了基建投资， 又减少了介质在管道内地阻力降同类设备相对集中布置使得设备地设 苣整齐美观，方便操作和管理同时，高压设备集中布宜，从而有效地缩短了昂贵地高压管道长 度，并减少了高压系统地管道阻力降. 2.3、 原则上将泵布苣在管桥下而，空冷器布置在框架上. 2.4、 充分考虑设备地检修和催化剂、吸附剂地装卸场地. 2.5、 充分考虑装置设备地维修、消防、生产操作等所需通道. 26、压缩机厂房采用半敞开式布垃（即采用压缩机棚）. 2.7、 管线进岀装置设在装置建北侧. 2.8、 装置内设变配电间和中控室. 2.9、 压缩机棚、管桥及框架等构筑物采用钢结构. 2.10、 加

60、热炉设在装苣全年最小风频地下风向. 2.11、 装置占地面积:150X95m2. 3、 设备检修与维护 除在设备平而布宜中充分考虑苴检修场地和检修通道外，还采取如下措施： 3.1、 压缩机设有专用地防爆起重机 3.2、 加氢反应器顶部设有电动葫芦，用于起吊较重地反应器头盖及反应器内构件、催化剂 料斗. 3.3、 冷换框架上设置若干吊耳，用于起吊换热器等设备. 4、 管道器材选用原则 4.1、 执行石油化工企业管道设计器材选用通则SH3059-94. 4.2、 对临氢介质地管道及苴配件地材质按最新版“Nelson 曲线”进行选材：对于氢气和硫化 氢共存地管道及其管配件地材质，按最新版“柯柏曲线“