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、8080 万吨万吨/ /年汽柴油加制氢联合装置年汽柴油加制氢联合装置 可可行行性性研研究究报报告告 汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告 第第 1 1 页页 共共 107107 页页 目目 录录 第一章第一章 总论总论3 第二章第二章 市场预测市场预测8 第三章第三章 原料来源、生产规模及产品方案原料来源、生产规模及产品方案11 第四章第四章 工艺技术方案工艺技术方案16 第五章第五章 总图、运输、公用工程及辅助生产设施总图、运输、公用工程及辅助生产设施61 第六章第六章 节能节能67 第七章第七章 环境保护环境保护77 第八章第八章 职业安全卫生职业安全卫生8

2、2 第九章第九章 项目组织及定员项目组织及定员88 第十章第十章 项目实施计划项目实施计划88 第十一章第十一章 投资估算及资金筹措投资估算及资金筹措89 第十二章第十二章 财务评价财务评价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 汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告 第第 2 2 页页 共共 107107 页页 第一章第一章 总论

3、总论 第一节第一节 项目编制依据及原则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、认真贯彻国家关于环

4、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。 汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告 第第 3 3 页页 共共 107107 页页 第二节第二节 项目背景及建设的必要性项目背景及建设的必要性 1、项目背景 XXXXXXXXXX 公

5、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。

6、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 汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告 第第 4 4 页页 共共 107107 页页 我国已在 2002 年 1 月执行了的 GB252-2000 轻柴油标准如下： 表 1-22 GB252-2000 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 0.2 50%馏出温度（） 不高于 300 90%馏出温度（） 不高于 355 95%馏出温度（） 不高于 365 氧化安定性，总不溶物，mgKOH/100ml 不大 于 2.5 闪点（闭口） ， 不低于

7、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 名 称催化柴油焦化汽油焦化柴油 密度（20） ，g/cm3 0.88720.74230.8526 馏程， IBP 18534177 10%22980209 30%257110249 50%289127326 70%321140358 90%352170360 EBP352180360 溴值，gBr2/100g 19.072.128.9 硫，g/g 70001200012000 实际胶质，mg/100ml 32023358 碱性氮，g/g 90- 氮，g/g 100020517

8、32 运动粘度（20）mm2/s 汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告 第第 5 5 页页 共共 107107 页页 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

9、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。 第三节第三节 项目范围项目范围 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

10、氢装置由装置区、压缩机厂房、中控室和变配电室组成。 第四节第四节 研究结果研究结果 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 汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告 第第 6 6 页页 共共 107107 页页 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

11、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） 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 -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

12、气 1600Nm3/h 连续 2.5、能耗 1)加氢精制单元的能耗为 751.436MJ/t 2)制氢单元的能耗为 13765.94MJ/1000Nm3H2 2.6、 “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： 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： 11160m2 2.8、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)

13、 25782.00 2 建设期利息(万元) 726.00 汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告 第第 7 7 页页 共共 107107 页页 序号 项目数量 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) 535639.94 年均固定成本(万元) 5684.00 9 年均经营成本(万元) 539618.00 10 年均应纳税金

14、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(%) 130.30 16 资本金利润率(%) 120.10 17 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) 3.70 18 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,静态) 4.40 19 资本金财务内部收益率

15、(%) 45.39 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 汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告 第第 8 8 页页 共共 107107 页页 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.

16、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。 第二章第二章 市场预测市场预测 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

17、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 19951996199719981999 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 8

18、324 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况及预测 单位：万吨 汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告 第第 9 9 页页 共共 107107 页页 汽油煤油柴油合计 1999 年 华北需求 6271337031463 华东需求 97117423723517 全国需求 3459690615410303 2005 年 华北需求 7492219781948 华东需求 121229631834

19、691 全国需求 4331950832413605 2010 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。 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

20、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

21、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 % 汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告 第第 1010 页页 共共 107107 页页 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 34.85 1.19

22、 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

23、 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。 汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告汽柴油加制氢联合装置可行性研

24、究报告 第第 1111 页页 共共 107107 页页 第三章第三章 原料来源、生产规模及产品方案原料来源、生产规模及产品方案 第一节第一节 原料来源及规格原料来源及规格 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 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

25、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。 名 称催化柴油焦化汽油焦化柴油 密度（20） ，g/cm3 0.88720.74230.8526 馏程， IBP 18534177 10%22980209 30%257110249 50%289127326 70%321140358 90%352170360 EBP352180360 溴值，gBr2/100g 19.072.128.9 硫，g/g 70001200012000 实际胶质，mg/100ml 32023358 碱性氮，g/g 90- 氮，g/g 10002051732 运

26、动粘度（20）mm2/s 汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告 第第 1212 页页 共共 107107 页页 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

27、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/cm3 0.74260.8486 馏程， IBP 48182

28、 10%83208 30%110238 50%130273 70%146305 90%165343 EBP180360 凝固点， 00 铜片腐蚀， （50，3h）合格合格 运动粘度，mm2/s20 4.30 氧化安定性，mg/100ml -2.0 10%残炭，m% 0.3 硫，g/g 1045 实际胶质，mg/100ml 3.060 酸度，mgKOH/100ml -7.0 灰分，m% 0.01 闪点（闭口） ， 55 氮，g/g 3200 碱氮，g/g 1130 颜色，D1500 1.5 汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告 第第 1414 页页 共共 1071

29、07 页页 十六烷值 51 3、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 汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告 第第 1515 页页 共共 107107 页页 第四章第四章 工艺技术方案工艺技术方案 第一节第一节 工艺技术路线比较及选择工艺技术路线比较及选择 I I、8080 万吨万吨/ /年加氢精制单元年加氢精制单元 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

30、、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。 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。

31、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 汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告 第第 1616 页页 共共 1

32、07107 页页 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）： 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

33、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、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

34、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 汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告 第第 1717 页页 共共 107107 页页 总体积空速，h-1 2.02.0 床层平均温度 358355 反应器入口氢油比， Nm3/m3 800 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

35、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 化研究院的加氢精制技术。 IIII、15000Nm15000Nm3 3/h/h 制氢单元制氢单元 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

36、 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：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

37、和主要性能能量指标均已达到国际先进水平。 汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告 第第 1818 页页 共共 107107 页页 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

38、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

39、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 汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告 第第 1919 页页 共共 107107 页页 2 2、蒸汽转化工艺条

40、件的选择、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，

41、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

42、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 汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告 第第 202

43、0 页页 共共 107107 页页 剂寿命、装置投资等因素，对转化炉的操作条件选择如下： 转化出口压力 2.8Mpa(abs) 转化入口温度 500 转化出口温度 820 H2O/c 3.5 3 3、一氧化碳变换流程的选择、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

44、，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，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

45、。 4 4、造气及净化工艺技术方案的选择、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 4-1-1。 汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告 第第 2121 页页 共共 107107 页页 4-1-1 两种制

46、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%) 9699.9 2 流程情况较复杂较简单 3 原料耗量 1.0 1.401.50 4 燃料耗量 1.0 0.4 5 综合能耗 1.00.85 6 工程投资 1.0 1.051.1 7 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