神驰化工80万吨制氢加氢项目可行性研究报告

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、15104NM3/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、15104NM3/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11、加氢制氢装置编制可行性研究报告的委托书12、加氢制氢装置可行性研究报告技术服务合同。13、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）14、国家现行有关标准、规范、规定2、项目编制原则21、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15104NM3/H工业氢，年开工8000小时。22、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。23、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。24、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。25、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。26、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62亿元；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315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1198亿元，利税5600万元。2007年预计实现销售收入20亿元，利税13亿元。企业组建5年来，秉承诚信、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46亿元，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年预计实现销售收入40亿元，利税35亿元。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86亿元。2、项目建设的必要性建设该加氢制氢装置的意义在于21、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，保证全厂柴油满足GB2522000标准要求。22、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15104NM3/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21、原料新建加氢制氢装置的原料为焦化汽、柴油，催化柴油和干气。其中焦化汽油1918104T/A（24）、焦化柴油4088104T/A（51）、催化柴油1994104T/A（25）。22、产品装置主要产品为精制柴油，产量为6037104T/A，次要产品为汽油，产量为1899104T/A，直接出厂。23、付产品加氢干气为348104T/A，脱硫后作为制氢单元的原料或全厂燃料。24、公用工程消耗见第四章第七节25、能耗（1）加氢精制单元的能耗为65227MJ/T（2）制氢单元的能耗为14061MJ/1000M3NH226、“三废”情况（1）废气烟气64T/H，含SO213MG/M3,NOX80MG/M3。（2）生活污水20T/H。（3）含油、酸性水污水71T/H,连续。（4）含盐污水06T/H,连续，锅炉排污。（5）废催化剂45T/年。27、占地面积12056M228、装置定员37人。29、主要经济指标见表151表151项目数量1工程建设投资万元24517002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3906179其中年均可变成本万元387658年均固定成本万元295998年均经营成本万元38807359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2214投资利税率60616资本金利润率55815全投资财务内部收益率税前3052财务净现值IC1200,万元432009投资回收期年,静态47816全投资财务内部收益率税后221财务净现值IC1200,万元24819投资回收期年,静态5117资本金财务内部收益率295财务净现值IC1200,万元292720618借款偿还期年,含建设期40319盈亏平衡点,年平均21663、结论31、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。32、装置产品精制柴油，可以满足GB2522000轻柴油标准的要求。33、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。34、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。35、装置的各项技术经济指标较好，具有良好的经济和社会效益。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，M050030003十六烷值,485355芳烃含量,M/M2515多环芳烃,M/M5295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，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年产量53635685602663876771进口910611461743303出口22213115723299表观消费量71567585804085238830预测2010年2015年柴油需求量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311表311性质焦化柴油焦化汽油催化柴油混合油混合比例,WT51123982492100104T/A40881918199480焦化石脑油、柴油有关性质见表312，表313表312焦化汽油有关性质项目焦化汽油分析方法循环比08密度（20），G/CM307382ASTMD4052ISO12185酸度，MGKOH/100ML15GB/T258实际胶质，MG/100ML28GB/T509碱性氮，MG/KG75SH/T0162诱导期，MIN115ASTMD525铜片腐蚀50，3H3BASTMD130溴价，GBR/100ML528SH/T063096PONA，MASTMD6623正构烷烃2326异构烷烃1812环烷烃858烯烃4036芳烃968元素分析C，M8478SH/T065698ASTMD5291H，M1426SH/T065698ASTMD5291S，MG/KG5700SH/T025392N，MG/KG260SH/T065798ASTMD4629馏程，ASTMD86初馏点4957710863011150129701459016295168终馏点179表313焦化柴油性质项目焦化柴油分析方法循环比08密度（20），G/CM308453ASTMD4052ISO12185运动粘度，MM2/SASTMD445203962502132酸度，MGKOH/100ML40GB/T258实际胶质，MG/100ML162GB/T509碱性氮，MG/KG448SH/T0162闪点（闭口），80ASTMD93凝固点，16GB/T510苯胺点，49ASTMD611铜片腐蚀（50，3H）2CASTMD13010残炭，M010ASTMD4530溴价，GBR/100ML226SH/T0630计算十六烷指数4750ASTMD4737元素分析C，M8499SH/T065698ASTMD5291H，M1310SH/T065698ASTMD52912、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，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314序号组成焦化干气催化干气摩尔分率VV1H2O11102H2135929763CH4591838214C2H6182385C3H82840915C4H101121847C5H1201708C2H425111899C3H612520810H2S20MG/NM338211N22512C5099温度,4040压力MPAG0606第二节生产规模根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15104NM3/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331表331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/CM3083180718808429馏程，IBP7648180101487821430235106242502661222717029513830190338166340EBP360176360凝固点，00铜片腐蚀，（50，3H）合格合格合格运动粘度，MM2/S20332430氧化安定性，MG/100ML2010残炭，M0303硫，G/G300200500实际胶质，MG/100ML603060酸度，MGKOH/100ML70灰分，M001闪点（闭口），55氮，G/G500颜色，D15001515十六烷值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24MPA表组成组分VH29999CH4001COCO2969992流程情况较复杂较简单3原料耗量101401504燃料耗量10045综合能耗100856工程投资10105117供氢压力，MPAG131524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PSA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。225、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“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11、工艺流程特点111、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。112、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。113、采用三相（油、气、水）分离的立式高压分离器。114、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。115、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。116、催化剂预硫化采用液相硫化方法。预硫化油用直馏柴油。117、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。118、新氢压缩机、循环氢压缩机采用电动往复式，均为一开一备。119、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，降低装置能耗。12、工艺流程简述121、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。122、分馏部分1221、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。1221、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。123、公用工程部分1231、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、15104NM3/H制氢单元21、工艺技术特点211、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（35），进一步降低转化炉的燃料消耗。212、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。213、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。214、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。215、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。216、优化换热流程，合理利用余热能位，提高有效能效率。2161、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。所产蒸汽一部分作为工艺用汽，多余部分外输至蒸汽管网。2162、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。2163、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。2164、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。217、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。218、采用型管双壳程换热器，加深换热深度，提高热效率。219、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。2191、PSA方案采用824PSA工艺，在003MPAG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。2192、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892193、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。2194、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。2195、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。23、工艺流程简述231、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。232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，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02PPM，烯烃含量小于1，进入转化部分。具体反应如下烯烃C2H4H2C2H6硫醇RSHH2RHH2S硫醚R1SR22H2R1HR2HH2S二硫醚R1SSR23H2R1HR2H2H2S噻吩C4H4S4H2C4H10H2S氧硫化碳COSH2COH2S二硫化碳CS24H2CH42H2SZNO固H2SZNS固H2OHO2987662KJ/MOL233转化部分精制后的原料气按水碳比35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CNHMNH2ONCONM/2H2CO3H2CH4H2OHO298206KJ/MOLCOH2OCO2H2HO29841KJ/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，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。234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COH2OCO2H2HO298414KJ/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。235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35MPA的蒸汽。所产生的蒸汽在转化炉的对流段过热到450，大部分作为工艺蒸汽使用；多余部分出装置。236、PSA部分来自变换部分的中变气，自塔底进入吸附塔AH中正处于吸附工况的塔（始终同时有两台），在其中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999的产品氢气，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。第三节装置物料平衡1、80104T/A加氢精制单元物料平衡表431加氢精制单元物料平衡序号物料名称收率数量WTKG/HT/D104T/A一、入方1焦化柴油4747511000012264040882焦化汽油222723975005754019183催化柴油231624925005982019944氢气0849009021620725脱盐水521561250134704496汽提蒸汽1051125002700090合计10000107638402583328611二、出方1精制柴油7011754667518112060372汽油220523735255696518993低分气体019200004800164汽提塔顶气11412250029400985酸性水599645000154805166含油污水052562501350045合计100001076395025833586112、15104NM3/H制氢单元物料平衡表432制氢单元物料平衡项目KG/HNM3/H备注入水蒸汽17739自产干气43505904装置外来方合计22089出工业氢133915000作为加氢的原料脱附气105938140自产，作为转化炉的燃料未反应水10157回收利用方合计22089第四节平面布置1、遵守的主要标准、规范石油化工企业设计防火规范GB5016092（1999年局部修订）爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范GB5005892石油化工企业建筑设计规范SHJ1790（1995年局部修订）石油化工企业工艺装置设备平面布置设计通则SHJ11892、平面布置的原则和特点21、遵守国家的有关法规和规范。22、采用“同类设备相对集中的流程式”布置方式。流程式布置可减少工艺管道的交叉来往，既减少了基建投资，又减少了介质在管道内的阻力降。同类设备相对集中布置使得设备的设置整齐美观，方便操作和管理。同时，高压设备集中布置，从而有效地缩短了昂贵的高压管道长度，并减少了高压系统的管道阻力降。23、原则上将泵布置在管桥下面，空冷器布置在框架上。24、充分考虑设备的检修和催化剂、吸附剂的装卸场地。25、充分考虑装置设备的维修、消防、生产操作等所需通道。26、压缩机厂房采用半敞开式布置（即采用压缩机棚）。27、管线进出装置设在装置东侧。28、装置内设变配电间和中控室。29、压缩机棚、管桥及框架等构筑物采用钢结构。210、加热炉设在装置全年最小风频的下风向。211、装置占地面积1101096M2。3、设备检修与维护除在设备平面布置中充分考虑其检修场地和检修通道外，还采取如下措施31、压缩机设有专用的防爆起重机32、加氢反应器顶部设有电动葫芦，用于起吊较重的反应器头盖及反应器内构件、催化剂料斗。33、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41、执行石油化工企业管道设计器材选用通则SH305994。42、对临氢介质的管道及其配件的材质按最新版“NELSON曲线”进行选材；对于氢气和硫化氢共存的管道及其管配件的材质，按最新版“柯柏曲线”进行选材。43、管子执行GB8163、GB9948和GB/T14976等标准。加氢制氢装置平面布置图见附图五第五节自动控制1、自动控制水平由于装置的操作温度、操作压力较高，且为临氢反应，危险性较大，因此该装置对自动控制要求较高。考虑到目前国内外炼油厂自动控制系统的发展现状，该装置采用以微计算机技术为基础的集散控制系统DCS，对全装置进行集中管理，数据处理，相对分散控制，以增强系统的适应性、可靠性，有利于装置顺利完成正常生产时的操作调优，长周期、安全、平稳操作。装置的采用一套DCS控制系统。仪表选型水平与公司现有仪表水平相当。从生产装置的本身安全以及人身安全的角度出发，大部分仪表回路采用本安回路，变送器以智能型为主，并在装置内设置可燃气体监测系统。2、设计执行的标准规范21、石油化工企业自动化仪表选型设计规定，SHJ58822、石油化工企业控制室的自动分析器室设计规定，SHJ68823、石油化工企业信号报警、联锁系统设计规定，SHJ189024、石油化工企业可燃气体检测报警设计规范，SH3063943、DCS系统配置根据用户要求装置独立设置一套DCS。31、DCS系统（I/O）统计（全装置）表451信号类别检测及控制备用量（以20计）合计MV输入781694420MA输入18118199智能变送器数字量输A输出14514169数字量输入15015165数字量输出1241213632、DCS主要硬件配置（I/AS51）工程师工作站AW51D1台操作员工作站WP51D3台相应的I/O卡、板及机柜等2台打印机；1台彩色拷屏机以及通讯网络及必要的接口4245反应进料加热炉自动保护联锁系统；5、主要现场仪表选型及数量控制室外的仪表主要选用能够与DCS进行数字通讯的智能型变送器（如压力/差压变送器。测量范围小于1500MM的液位测量仪表，一般采用外（或内浮筒式液位变送器。执行器主要采用气动调节阀加电/气阀门定位器（或电/气转换器。部分调节阀亦可配用智能式电子阀门定位器。流量测量仪表主要采用孔板加差压变送器测量方式，进出装置的物料设置高精度、高质量的计量仪表，如容积式（椭圆齿轮、罗茨、双转子、刮板等，质量式，速度式（如旋涡等，以及超声波流量计，以保证各种进出物料的计量需要。设置必要的在线分析仪表，对生产过程中的关键参数进行监控，以提高产品收率，保证产品质量。可燃气体和有毒气体检测报警器选用可直接进DCS系统的仪表，不再设置室内显示仪表。所有温度测量均采用毫伏直接进DCS的方式，参与控制的温度参数设置架装温度变送器。第六节主要设备选择1、主要设备选择11、转化炉111、炉型选择及特点转化炉为制氢装置的核心设备，转化炉结构形式主要有顶烧炉、侧烧炉、阶梯炉和底烧炉等，但目前广泛应用的炉型只有顶烧和侧烧两种，其选择主要取决于下列因素转化炉大小应用场合燃料种类转化炉的尺寸是十分重要的。一般说来，较大的转化炉不宜采用侧烧炉，因其烧嘴过多而常常必需将辐射室分成两个（或更多）炉膛。顶烧炉因其烧嘴少，结构紧凑，则较适合于大型转化炉。在燃料种类的适应性方面，侧烧炉只局限于使用燃料气及汽化后的石脑油和液化石油气；而顶烧炉因其烧嘴型式众多，可以使用各种气体和液体燃料。根据上述分析，本报告通过对生产规模、燃料种类、催化剂性能要求、换热方案以及施工安装、检修、合金钢用量等多方面的综合比较，并考虑了节省投资、生产稳妥可靠等因素，选择炉型为顶部烧嘴供热、对流段横卧于地的结构。这种炉型具有以下特点1111、最适合转化反应的要求。转化反应为吸热反应，维持反应所需的热量是通过辐射，由烟道气转送到反应物的。在炉管的进口处，反应物有着较低的平衡温度，而且烃类原料的分压较高，转化反应只受到热传递速率和催化剂活性的限制。在管子出口处，由于转化已经基本完成，原料的分压较低，吸热量较小。顶烧炉由于上部火焰温度高，炉管上部的传热速率快，因而较能满足转化反应上部反应速度快，吸热量大的要求。1112、有利于延长炉管的使用寿命。根据转化反应需要，最大传热量位于工艺温度较低的管子进口处，其平均热通量是炉管平均热通量的两倍。在顶烧炉内，由于火焰向下，入口处高热通量不会引起高的金属温度（此处工艺气体温度较低）。因此炉管表面温度沿轴向分布均匀，使转化炉管的耐高温性能得以充分发挥。112、转化炉管的选择本设计推荐采用国产的HP系列炉管。12、反应器制氢反应器全部采用热壁结构，筒体采用低铬钼钢材质。加氢反应器，为热壁板焊结构。主体材质选用SA387GR22CL2，内壁堆焊TP309LTP347，堆焊层厚度为65MM，内件0CR18NI10TI，反应器设二个床层。反应器按国内制造考虑，其主体材料按进口考虑。13、冷换设备转化气蒸汽发生器采用卧式烟道式结构，有利于降低设备造价，便于安装与检修。管程中心管出口处设调节机构，用以调节转化气出口温度、管程入口处采用冷壁结构，内衬耐高温衬里。由于操作条件较苛刻，并考虑酸性水对设备的腐蚀，非定型换热器壳体采用碳钢，换热管采用不锈钢管。本装置有六台高压换热器。14、压缩机141、原料气压缩机为两台，一开一备。兼开工压缩机。142、新氢压缩机（共2台，一开一备）根据工艺操作要求及流量变化范围，该机采用对称平衡型往复活塞式压缩机，二级压缩，二列布置。电机采用增安型无刷励磁异步电机驱动。机组安装在两层布置的厂房内。机组由压缩机、电动机、润滑油系统、强制夹套冷却系统、检测控制系统、辅助设备、盘车机构等组成。压缩机与电动机之间采用刚性联轴节直联。压缩机按照API618设计制造。143、循环氢压缩机（共2台，一开一备）根据工艺操作要求及流量变化范围,可采用对称平衡型往复式压缩机,单级压缩，二列布置，电机采用增安异步低速电机驱动。机组安装在两层布置的厂房内。机组的配置及要求同新氢压缩机组。加氢精制单元主要设备表表461规格操作条件序号设备名称MM介质名称MPAG数量备注一反应器类1加氢精制反应器R1101300011240TL原料油、氢气40080112CR2MOR堆焊TP309LTP347,156T二塔类1分馏塔T1101260021000TL粗汽油、柴油、硫化氢、26005120R,26T26层浮阀塔盘蒸汽2汽提塔（T1102）140021000TL粗汽油、柴油、硫化氢、26005120R,16T26层浮阀塔盘蒸汽三加热炉类1反应进料加热炉（F1101）热负荷4650KW柴油氢气3208312重沸炉热负荷6650KW柴油氢气320831四原料油过滤器原料油50071套自动反冲洗,20R,18T加氢精制单元主要设备表续表461操作条件序号设备名称规格介质名称MPAG数量备注五冷换类反应流出物/混合进11006000，U型管管程反应流出物4007611料换热器E1101A160M225管子壳程混合进料2708712CR2MO10CR18NI10TI15CRMOR0CR18NI10TI,11T反应流出物/低分油10006000，U型管，双壳程管程反应流出物3007522换热器E1103ABA160M225管子壳程低分油27008815CRMOR0CR18NI10TI16MNR,21T3反应流出物/原料油9006000，U型管，双壳程管程反应流出物240732换热器E1104ABA160M225管子壳程原料油2058815CRMOR16MNR,20T管程柴油25410824精制柴油/低分油换热器E1106ABBES900251556/194IB200壳程低分油20008816MNR,16MNR,11T汽提塔顶后冷器A1102BIU70025506/254I管程循环水4004015B200壳程油气、H2S500420R,20R,28T加氢精制单元主要设备表续表461操作条件序号设备名称规格介质名称MPAG数量轴功率KW电机功率KW备注六空冷器类1反应流出物空冷器A1101P93412890S234/DR反应流出物160728149222220R,20,30T2柴油空冷器A1102P93619316S234/DR柴油110108446311320R,20,24T3汽提塔顶空冷器A1103P93412925S234/DR汽提塔顶气170039446311320R,20,20T加氢精制单元主要设备表续表461规格TL操作条件序号设备名称MM介质名称MPAG数量备注七容器类1原料油缓冲罐V1101340010000，立式柴油50021Q235B,12T2高压分离器V110226007300，立式反应流出物5070120R,24T3低压分离器V110332007500，卧式反应流出物5009120R,75T4新氢压缩机入口分液罐V110410003600，立式新氢4024120R,25T5循环氢压缩机入口分液罐V110516003600，立式循环氢4570120R,65T6汽提塔顶回流罐V110628006000，卧式H2S粗汽油40031Q235B,45T7柴油脱水聚结器V1107一套柴油5006120R,15T8硫化剂罐V110818003500，立式、总长DMDS水常温051Q235B,25T9地下污油槽V1109160016001800，方箱式污油40常压1Q235A,2T10蒸汽分水器V11108001929，立式、总长蒸汽25010120R,06T11净化压缩空气罐V111126005600，立式空气常温061Q235B,8T12缓蚀剂罐V11128001956，立式、总长缓蚀剂常温常压1Q235A,05T13放空罐V111316006000，卧式油气油1500031Q235B,3T14阻垢剂罐V11148001956，立式、总长阻垢剂常温常压1Q235A,05T加氢精制单元主要设备表续表461入口压力温度流量扬程轴功率电机功率备注序号机泵名称机泵型介质名称MPAGM3N/HM数量KWKW八机泵类1加氢进料泵P1101AB离心式柴油0250111107321702002注水泵P1102AB往复式脱盐水074024244113柴油泵P1103AB离心式柴油044260508321311854汽提塔顶回流泵P1104AB离心式粗汽油03407289237755污油泵P1105离心式污油常压常温9063139756缓蚀剂泵P1106往复式缓蚀剂常压常温00313010557地下污油泵P1107离心式污油常压常温72401758阻垢剂泵P1108往复式阻垢剂常压常温00045010559气动隔膜泵P1109DMDS06常温79581加氢精制单元主要设备表续表461流量操作温度操作压力数量备注九压缩机类型式介质名称M