神驰化工80万吨制氢加氢项目可行性研究报告.doc

山东神驰化工有限公司 0712-F44 80×104t/a加氢、1.5×104Nm3/h制氢项目 版次：0版神驰化工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：80×104t/a加氢、1.5×104Nm3/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：80×104t/a加氢、1.5×104Nm3/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80×104t/a；配套的制氢单元的规模为1.5×104 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，占地370亩；现有60×104t/a污油处理装置、10×104t/a重油改质装置、120×104t/a污水处理装置、5×104t/a脱硫废气处理产装置、10×104t/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120×104t/a重油催化裂解（DCC）装置、30×104t/a气体分离装置、5×104t/aMTBE装置、2×104t/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120×104t/a延迟焦化装置、80×104t/a加氢、制氢装置、200×104t/a常减压装置、80×104t/a重整装置等生产装置，配套建设改造200×104t/a污水处理装置、20×104t/a酸性水气提装置和2×104t/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120×104t/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8×104t/a加氢精制单元和1.5×104Nm3/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，催化柴油和干气。其中焦化汽油19.18×104t/a（ 24%）、焦化柴油40.88×104t/a（51%）、催化柴油19.94×104t/a（25 %）。2.2、产品装置主要产品为精制柴油，产量为60.37×104t/a，次要产品为汽油，产量为18.99×104t/a，直接出厂。2.3、付产品加氢干气为3.48×104t/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。（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)388073.59.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.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，%(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，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 D4052 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 0253-92 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，-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，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80×104t/a；配套制氢单元1.5×104N 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%1487821430%23510624250%26612227170%29513830190%338166340EBP>360176>360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，µg/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，µg/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：2.4MPa(表) 组成：组分 VH2 99.99CH4 0.01CO+ CO2 <20PPm 100.00第四章 工艺技术方案第一节 工艺技术路线比较及选择1、80×104t/a加氢精制单元1.1、确定技术方案的原则1.1.1、采用性能优良的催化剂。1.1.2、采用成熟、可靠、先进的工艺技术和工程技术，确保装置设计的整体合理性、先进性和长周期安全稳定运转。1.1.3、合理用能，有效降低装置的能耗，合理回收装置余热，达到合理的先进水平。1.1.4、提高环保水平，加强安全措施，环保设施与主体工程同时设计、同时施工、同时投产。1.1.5、在保证性能可靠的前提下，降低装置投资，最大限度实现设备国产化。1.2、工艺技术方案的选择针对催化柴油存在安定性差、十六烷值低等特点以及对目的产品要求，可供选择的有以下几种方案： 1.2.1、方案一（提高十六烷值技术）：1.2.1.1MCI技术MCI技术是抚顺石油化工研究院针对劣质柴油改质开发的技术，在较大幅度提高了十六烷值的同时也获得了较高柴油收率。采用催化剂为FH-98、3963。该工艺过程对劣质柴油进行加氢改质，不仅可以使油品深度加氢脱硫、脱氮、烯烃饱和、稠环芳烃饱和开环（但基本不断链），从而改善油品安定性，而且柴油产品的十六烷值可以提高12个单位左右，同时柴油收率仍可保持不低于95m%（工业应用结果柴油收率都在97m%以上）。此外，该工艺过程还有一个明显的特点，即该工艺过程的操作条件和方式与传统的催化柴油加氢精制相近（化学耗氢约增加2030%）。MCI技术的典型工艺条件：氢分压： 5.07.0MPa体积空速： 1.01.5h-1氢油比： 400600：1化学耗氢： 1.11.5 m%1.2.1.2RICH技术石科院的RICH技术与MCI技术类似，采用催化剂为RG-10C/RG-2/RIC-1。柴油收率约96%，十六烷值可提高9个单位以上，氢耗较高（1.75m%）。RICH技术的典型工艺条件：氢分压： 6.4MPa体积空速： 1.5h-1氢油比： 500：1化学耗氢： 1.75 m%1.2.2、方案二（加氢精制）：催化柴油加氢精制是在中低压条件下进行脱硫、脱氮、烯烃及部分芳烃饱和的反应。加氢精制不仅可以改善产品颜色及安定性，十六烷值也有一定程度的提高，并可获得较高的柴油收率，约为99左右。以石科院的RN-10为例，采用如下的操作条件，十六烷值可以提高3个单位。氢分压： 6.4MPa体积空速： 2.0h-1氢油比： 400：1化学耗氢： 0.9 m%1.2.3方案三（中压加氢改质）：中压加氢改质技术是在中压条件下的加氢裂化技术，使用具有裂化功能的催化剂进行柴油的改质，将催化柴油中的芳烃和多环环烷烃进行部分的开环裂化，增加烷烃含量，从而较大幅度提高十六烷值。其反应途径是先精制后裂化，采用抚研开发的3996、3955催化剂，空速为1.0，产品十六烷值提高约为14个单位，柴油收率为90左右。其缺点是氢耗高、柴油收率低。中压加氢改质技术的典型工艺条件：表4-1-1反应器入口氢分压，MPa精制 改质6.4总体积空速，h-12.02.0床层平均温度358355反应器入口氢油比， Nm3/m3800化学氢耗， m%1.65综上所述，采用加氢精制技术投资少柴油收率较高，但十六烷值得到增幅有限。而中压加氢改质和RICH技术氢耗大、生产成本高能耗高，并且中压加氢改质柴油收率低，不符合市场需求趋势。采用MCI或RICH技术，柴油收率大于96%，十六烷值的提高约十个单位，氢耗比常规加氢精制有所增加。综合比较结果，推荐选择抚顺石化研究院的加氢精制技术。2、1.5×104Nm3/h制氢单元2.1、国内外制氢技术状况随着合成氨、甲醇等合成气工业的飞速发展，轻油蒸汽转化制氢技术有了长足的进步。在半个多世纪的工业实践中，ICI、凯洛格、赫尔蒂、KTI、托普索等公司在转化炉型、催化剂性能、能量回收、净化方法等方面均有重大改进，使轻油蒸汽转化技术日臻成熟，可靠性、灵活性有了很大提高。目前由于越来越严格的环境保护要求，各种发动机燃料的质量越来越高，炼油厂中氢气的需要不断增加，极大地剌激了制氢工艺的迅猛发展。以KTI、托普索为代表的轻烃蒸汽转化制氢技术公司，在充分吸收、借鉴现代合成气生产经验的同时，利用其制氢的优化设计软件，力求开发出适合当代要求的轻烃制氢技术。最新的进展包括： 2.1.1、低水碳比、高转化温度，以降低原料和燃料消耗；2.1.2、预转化工艺和后转化工艺（一种列管式的转化反应器）与常规转化炉的优化组合应用，以降低转化炉的燃料消耗；3、应用现代节能技术，优化余热回收方案，以进一步降低装置能耗。国内轻烃蒸汽转化制氢技术自六十年代第一套2×104Nm3/h油田气制氢装置一次投产成功以来，取得了可喜的进展。三十年来的工业实践表明，国内自行设计施工的制氢装置工艺可靠，开车方便，原料、燃料单耗和主要性能能量指标均已达到国际先进水平。2.2、工艺技术方案的选择以轻烃（天然气、轻石脑油和各种干气）为原料制取工业氢，国内外均认为蒸汽转化法为最佳方案。大型合成氨厂以及炼油厂和石油化工厂的制氢装置，其造气工艺大多为水蒸汽转化法。经过多年的生产实践。目前已积累了许多成功的工程设计与操作经验。2.2.1、原料精制工艺方案的选择转化催化剂在使用过程中极易受到毒害而丧失活性，对原料中的杂质含量有严格的要求，一般要求精制后的原料气硫含量小于0.2PPm，氯小于0.5PPm。对于高含硫、高烯烃的气体原料（如催化干气等），为了解决烯烃饱和大量放热的问题，齐鲁石化公司第一化肥厂在消化吸收国内外烯烃饱和技术的基础上，成功开发了等温-绝热床串联的烯烃饱和脱硫技术。该技术具有流程简单、不受原料气中烯烃含量的限制、烯烃饱和率高等特点。该技术已申请为国家专利。本装置原料为催化干气和焦化干气，烯烃含量较高，可以采用等温床绝热床烯烃饱和脱硫技术。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。不采用引进制氢装置通常采用的中变气和原料气换热流程。采用该方案后，不仅增加了原料预热温度调节的灵活性，节约了投资，又增加了中压蒸汽的产量。为降低操作费用，确保装置长周期安全生产，设置两台ZnO脱硫反应器，即可串联也可并联操作，使ZnO利用率可达100%，并可在不停工的情况下，更换脱硫剂。原料气在加氢过程中，其基本反应式如下：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 2.2.2、蒸汽转化工艺条件的选择轻烃蒸汽转化反应操作条件的选择是影响制氢装置经济性的重要因素2.2.2.1、转化温度根据装置原料和国内转化炉炉管的生产水平，转化炉的出口温度按820考虑。2.2.2.2、水碳比从化学平衡角度上来看，提高水碳比有利于转化反应，提高原料转化率，有利于抑制催化剂积碳。但由于大量的富裕水蒸汽“跑龙套”，因此，提高了装置的能耗和氢气成本；水碳比的降低将使转化炉的热负荷降低，燃料耗量降低，外输蒸汽增加，有利于降低氢气成本和装置能耗。但转化的水碳比也不能过低，过低的水碳比造成催化剂的积碳倾向加大。根据装置转化温度的选择，并综合权衡后，水碳比选择3.5(mol/mol)。2.2.2.3、转化压力目前，国内外制氢装置采用PSA净化工艺流程时，装置供氢压力一般较高，为2.4Mpa(G)左右。2.2.3、一氧化碳变换流程的选择根据公司的燃料、原料和公用工程的价格情况，并考虑到制氢装置供氢的可靠性和灵活性，在权衡利弊后，本报告推荐方案中不设一氧化碳低温变换部分。2.2.4、造气及净化工艺技术方案的选择轻烃蒸汽转化制氢装置根据配套的净化工艺不同，主要可分为两种流程，即化学净化法（常规净化法）和变压吸附净化法（PSA净化法）。国内早期建设的制氢装置均采用化学净化法。近年来，由于PSA的氢回收率进一步提高，特别是PSA实现国产化以后，投资进一步降低，因此，新建PSA净化法制氢装置明显增多。两种流程在国内均已有成功的操作经验。两种净化流程的工艺特点见表4-1-2.4-1-2 两种制氢工艺特点比较序号项目化学净化法PSA法1工业氢纯度(mol%)>96>99.92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。2.2.5、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6×104m3n/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、80×104t/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。1.1.3、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1.2.2.1、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