80万吨年汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告.doc

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1、汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告 第 106 页 共 107页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 项目组织及定员88第十章 项目实施计划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/年加氢精制装置反应部分工艺流程简图附图

2、四：80万吨/年加氢精制装置分馏部分工艺流程简图附图五：装置平面布置图第一章 总论第一节 项目编制依据及原则 1、项目编制依据1.1、汽柴油加制氢装置编制可行性研究报告的委托书1.2、汽柴油加制氢装置可行性研究报告技术服务合同。2、项目编制原则2.1、汽柴油加制氢装置以催化柴油、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；配套的制氢单元的规模为15000Nm3/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、先进的技术，确保产品质量，其中制氢单元采用ZZ公司低能耗轻烃蒸汽转化专有技术变压吸附（PSA）技术。2.3、认真贯彻

3、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。 第二节 项目背景及建设的必要性1、 项目背景XXXXXXXXXX公司座落在。现在制约企业经济和社会效益增长的主要因素是产品质量不高和加工深度不够。渣油是XXXXXXXXXX公司的主要产品之一，由于加工产品的多样性，沥

4、青的产品质量很不稳定，并且沥青产品受季节性影响比较大。所以为了增加企业的经济效益，决定对产品进行深加工。现120万吨焦化正在设计中。面对国内外炼油行业的激烈竞争，和国内外对环保、产品质量要求的越来越严格，为了提高和增强企业的竞争能力，提高原油的加工深度、和精度。XXXXXXXXXX集团公司研究决定建造80万吨加氢改制装置和相应的制氢装置，从而对焦化产品和催化柴油进行加氢改质。装置加工的原料油为催化柴油、焦化柴油、焦化汽油的混合油表1-2-1 原料油性质名 称催化柴油焦化汽油焦化柴油密度（20），g/cm30.88720.74230.8526馏程， IBP1853417710%229802093

5、0%25711024950%28912732670%32114035890%352170360EBP352180360溴值，gBr2/100g19.072.128.9硫，g/g70001200012000实际胶质，mg/100ml32023358碱性氮，g/g90-氮，g/g10002051732运动粘度（20）mm2/s我国已在2002年1月执行了的GB252-2000轻柴油标准如下：表1-22GB252-2000轻柴油标准项 目标 准色度，号 不高于3.5硫含量%（m/m） 不大于0.250%馏出温度（） 不高于30090%馏出温度（） 不高于35595%馏出温度（） 不高于365氧化安定

6、性，总不溶物，mgKOH/100ml 不大于2.5闪点（闭口）， 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、提高其安定性），将因不满足GB252-2000的要求而无法出厂，因此，必须对上述催化柴油进行加氢精制。实现生产低硫、低氮、高十六烷值的环保型优质燃料油的目标，使公司的产品和国际接轨。随着中国加入WTO以及市场竞争的需要，油品清洁化已越来越受到各方面的关注，随着未来油品规格的具体指标和实施时间表的快速临近，选择合理的柴油加氢精制和改质新工艺，从根本上解决柴油的产品质量和升级换代问题，就显得非常重要和紧迫。2、项目建设的必要性建设该

7、80万吨/年联合加氢精制装置的意义在于：1、增加催化柴油加氢精制能力，使加氢精制后的催化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、尽快建设油煤联合加氢精制装置，对促进XXXXXXXXXX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。3、经营体制类别新建油煤联合加氢精制装置，隶属XXXXXXXXXX公司。第三节 项目范围 新建汽柴油加制氢装置由80万吨/年加氢精制单元和15000Nm3/h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

8、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、先进的技术，确保产品质量，其中制氢单元采用ZZ公司低能耗轻烃蒸汽转化专有技术变压吸附（PSA）技术。2、主要技术经济指标2.1、原料新建汽柴油加制氢装置的原料为催化裂化装置的柴油和干气。其中催化柴油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的原料或全厂燃料。2.4、公用工程消耗（1）新鲜水 11t/h 间断（2）循环水（t=10） 30

9、0t/h 连续（3）脱盐水 27t/h 连续（4）电力 3025kw.h 连续（5）3.5MPa蒸汽，450 -6.7t/h 连续， 外输（6）1.0MPa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 1500Nm3/h(最大) 间断（9）氮气 2000Nm3Nm3/h(最大) 间断（10）燃料气 1600Nm3/h 连续2.5、能耗 1)加氢精制单元的能耗为751.436MJ/t2)制氢单元的能耗为13765.94MJ/1000Nm3H22.6、“三废”情况（1）废气：烟气 65t/h，含SO2 1.3 mg/m3,NOX 65mg/m3。（2）生活污水

10、： 11t/h(间断，最大)。（3）含油、酸性水污水： 7t/h,连续。（4）含盐污水： 0.6t/h,连续，锅炉排污。（5）废催化剂： 38t/年（平均到年）。2.7、占地面积： 11160m22.8、装置定员37人。2.9、主要经济指标见表1-1-1序号 项目数量1工程建设投资(万元)25782.002建设期利息(万元)726.003流动资金(万元)0.004工程总投资额(万元)26508.005报批投资额(包括30%流动资金)(万元)26508.006建设期(月)187年均销售收入(万元)576975.038年均总成本费用(万元)541323.94 其中:年均可变成本(万元)535639

11、.94 年均固定成本(万元)5684.009年均经营成本(万元)539618.0010年均应纳税金及附加(万元)25732.5211年均利润总额(万元)9918.5812年均应纳所得税(万元)3273.1613年均税后利润(万元)6645.4814投资利润率(%)36.2015投资利税率(%)130.3016资本金利润率(%)120.1017全投资财务内部收益率(%)(税前) 43.39 财务净现值(ic=12.00%,万元)45983.64 投资回收期(年,静态)3.7018全投资财务内部收益率(%)(税后) 32.31 财务净现值(ic=12.00%,万元)27897.55 投资回收期(年

12、,静态)4.4019资本金财务内部收益率(%) 45.39 财务净现值(ic=12.00%,万元)29003.8420盈亏平衡点(%,年平均) 36.403、结论3.1、汽柴油加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、汽柴油加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

13、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，尽快建设汽柴油加制氢装置，对促进XXXXXXXXXX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 市场预测近几年，国内汽、煤、柴油的生产和消费情况见表2-1。由表可见，汽油略有过剩，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的发展速度，这意味着我国对石油产品的需求也将保持高速增长。表2-1 我国汽、煤、柴油的生产和消费对比 单位：万吨品种年份19951996

14、199719981999汽油消费量29423097323133033459产量29483182344733973741煤油消费量490559608635690产量428513555575719柴油消费量48655231556857366154产量38474302476847175902预计2007年我国对这三大类油品的总需求量将达到13605万吨，汽、煤、柴的需求量将分别达到4331万吨，950万吨和8324万吨左右。2010年，我国对这三大类油品的总需求量将达到16523万吨，汽、煤、柴的需求量将分别达到4872万吨，1250万吨和10401万吨左右，见表2-2。表2-2 我国汽煤柴油需求情

15、况及预测 单位：万吨汽油煤油柴油合计1999年华北需求6271337031463华东需求97117423723517全国需求34596906154103032005年华北需求7492219781948华东需求121229631834691全国需求43319508324136052010年全国需求482712501040116523柴油加氢精制装置的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，随着加工原油量的增长和重油深度加工步伐的加快，我国柴油生产量每年均以近10%的幅度增长，然而柴油的消费增长呈现出更快更猛的势头，柴油的生产量一直处在约低于消费量4Mt/a的水平上。

16、与柴油供求矛盾相对应，我国柴油产品牌号构成也不合理。在目前生产的轻柴油中，80%以上是0号柴油， -10号以下的低凝点柴油产量还不到轻柴油总量的15%，每逢寒冷季节都会出现供不应求的现象。柴油质量较差是目前柴油生产的另一个突出问题。造成这种现象的原因是我国炼油厂催化裂化柴油比例越来越大（平均已高达30%-50%），而全国柴油精制率仅为50%，因此大部分柴油安定性差，十六烷值低。造成柴油产量不能迅速提高、供需矛盾突出的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、柴油馏分收率低。国内原油的柴油馏分收率比国外原油的柴油馏分收率低(见表2-3)。同时我国原油的直馏石脑油收率低，为了满足乙

17、烯裂解原料的要求，不得不用相当数量的柴油组分替代。二是因为我国炼油企业二次加工装置以催化裂化为主，其柴汽比只有0.5-0.6。柴汽比较高的加氢裂化、延迟焦化等装置所占比重较低，是造成我国柴油产量偏低的重要原因之一。表2-3 不同原油馏分油收率比较 %原料品种 汽油 柴油 柴汽比C5-190 190-360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 6.31 18.24 2.89表2-4 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

18、 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由于柴油发动机的燃料消耗明显低于汽油发动机，今后柴油发动机的增长速度将明显高于汽油发动机。目前国内柴油需求与汽油需求量之比约为1.40。按照国家发展计划，我国交通运输将会有很大的发展，特别是二纵二横两条高速公路的建设将更为公路运输的发展创造了良好的条件；在今后相当一段时间内国家将加大对农业的投资力度，这将促进我国农业朝着集约化和机械化的方向迈进。上述两个因素都将促进对柴油的需求。如果按照10%的弹性考虑，2007

19、年以后柴油需求量将更高，柴汽比将高于1.5，这个比值与近年来国内市场消费的实际柴汽比相吻合(见表2-5)。表2-5 近年来国内油品市场消费的实际柴汽比年份2002200320052006消费柴汽比1.301.241.511.52生产柴汽比1.161.121.401.35由表2-4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，且在全国范围内柴油供应短缺。柴油加氢精制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。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（

20、25%）、焦化柴油36万吨（45%）、焦化汽油24万吨（30%），需加工精制油品总量可达到80万吨，混合原料性质见表3-1-1。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），g/cm30.88720.74230.8526馏程， IBP1853417710%2298020930%25711024950%28912732670%32114035890%352170360EBP352180360溴值，gBr2/100g19.072.128.9硫，g/g70001200012000实际胶质，mg/100ml32023358碱性氮，g/g90-氮，g/g10002051732运动粘

21、度（20）mm2/s二、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、焦化干气以及焦化干气等。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

22、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，采用轻石脑油作为备用原料。燃料为干气。目前商业化的转化催化剂对轻石脑油的要求一般为：烯烃1%mol；芳烃含量13%。环烷烃36，轻油干点180）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

23、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 称精制汽油精制柴油密度（20），g/cm30.74260.8486馏程， IBP4818210%8320830%11023850%13027370%14630590%165343EBP180360凝固点，00铜片腐蚀，（50，3h）合格合格运动粘度，mm2/s204.30氧化安定性，mg/100ml-2.010%残炭，m%0.3硫，g/g1045实际胶质，mg/100ml3.060酸度，mgKOH/100ml-7.0灰分，m%0.01闪点（闭口），55氮，g/g3200碱氮，g/g1130颜色，D15001.5十六烷值5

24、13、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 V H299.9%(mol) CO+CO220ppm 露点40第四章 工艺技术方案第一节 工艺技术路线比较及选择I、80万吨/年加氢精制单元一、确定技术方案的原则1、采用性能优良的催化剂。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。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。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

25、。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。二、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、方案一（提高十六烷值技术）：1）MCI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

26、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%2）RICH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%2、方案二（加氢精制

27、）：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%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、3

28、955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：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XX石化研

29、究院的加氢精制技术。II、15000Nm3/h制氢单元一、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

30、要求的轻烃制氢技术。最新的进展包括：1、低水碳比、高转化温度，以降低原料和燃料消耗；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2104Nm3/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。二、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

31、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。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，XX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。本装置原料为焦化干气，烯

32、烃含量较低，采用绝热烯烃饱和脱硫技术即可。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: C

33、4H4S+4H2C4H10+H2S氧硫化碳: COS+H2CO+H2S二硫化碳: CS2+4H2CH4+2H2S 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2.1、转化温度蒸汽转化反应过程是受热力学限制的，为满足高温转化反应的工艺要求，提高转化反应的转化率，降低转化气中的甲烷含量，应维持较高的转化气出口温度，以降低原料消耗。近年来随着能源价格的上扬和各种性能优良的新型耐高温炉管的出现，转化反应的操作温度也呈上升趋势。对于采用价格较高的轻石脑油作原料时，应尽可能提高转化气出口温度，以降低原料消耗；但对于原料价格较低，或原料和燃料相同的制氢装置，采用较高

34、的转化温度，虽然原料消耗降低了，但PSA解析气的热值降低，外补燃料增加，经济性不明显，而装置投资却有所增加。而且过高的反应压力和温度又给转化炉的机械设计造成很大困难，且投资增加，影响全装置的经济性。因此，转化温度的选择应综合考虑到原料和燃料的性质和价格进行选择。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、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

35、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)。2.3、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。该压力的选择，主要是考虑PSA部分能在一个最高的氢气回收率下操作，有利于降低原料的消耗。另外制氢装置供氢压力提高后，可以大幅度的降低用氢装置的压缩机功耗。根据厂方的氢气用户的实际情况，转化压力确定为3.1Mpa（供氢压力为2.4Mpa）。根据目前转化炉管和催化剂性能水平，综合考虑原料种类、性质、消耗，催化剂寿命、装置投资等因素，对转化炉的操作条件选择如下：

36、转化出口压力 2.8Mpa(abs)转化入口温度 500转化出口温度 820H2O/c 3.53、一氧化碳变换流程的选择CO变换反应为放热反应，低温对变换平衡有利，可得到较高的CO变换率，进而可提高单位原料的产氢量，但为了简化制氢工艺流程，降低操作复杂性，通常PSA净化制氢工艺只采用一段变换工艺，不设置低温变换。如果要追求更高的CO变换率，降低原料消耗，就必须设置低温变换反应，将变换气中CO含量由3%降至0.3%左右。增加低温变换反应部分后，由于变换率提高，原料耗量将下降，外输蒸汽增加。但由于PSA单元的解吸气热值降低，外补燃料增加。同时投资增加。上述方案只有在燃料气的价格比原料的价格较低时，

37、才有效益可言。对于贵公司而言，由于装置燃料与原料相同，价格基本一致。在这种情况下，就体现不出上低温变换的优势。同时由于低温变换催化剂要求较长的还原时间，而使装置开工时间延长5天左右。更重要的是造成了装置流程复杂，开停工麻烦，失去了PSA净化制氢流程简单，开停工方便的优势。因此，根据贵公司的燃料、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。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

38、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4-1-1。4-1-1 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%)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

39、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。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