80万吨年汽柴油加制氢联合装置可行性报告.docx

1、80万吨年汽柴油加制氢联合装置可行性报告80万吨年汽柴油加制氢联合装置可行性研究报告第一章 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+m2)H2 CO+3H2=CH4+H2O Ho298 =-206kJmol CO+H2O=CO2+H2 Ho298 =-41kJmol 以甲烷为主的气态烃，蒸汽

2、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。(4)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： CO+H2O=CO2

3、+H2 Ho298 =-41.4KJmol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。(5)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3.5Mpa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。（6

4、）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99.9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。

5、PSA部分的具体工作过程如下：（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，不被吸附的氢气作为产品从塔顶排出。当吸附前沿（传质区前沿）到达吸附剂预留段的下部时停止吸附。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的D塔相连进行均压，这时A塔死空间内的高压氢气就均入D塔得以回收，直到两塔的压力基本相等时，结束一均降过程。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的E塔相连进行均压，这时A塔死空间内的高压氢气就接着均入E塔，得以继续回收。直到两塔的压力基本相等时，结束二均降压过程。4）三均降压过

6、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的F塔相连进行均压，这时A塔死空间内的高压氢气就接着均入F塔，得以继续回收。直到两塔的压力基本相等时，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的G塔相连进行均压，这时A塔死空间内的高压氢气就接着均入G塔，得以继续回收。直到两塔的压力基本相等时，结束四均降压过程。6 顺放过程四均降压过程结束后，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的部分氢气放入顺放气罐直到压力降至0.22MPa.G左,结束顺放过程。7 逆放过程顺放过程结束后，A塔压力已降至0.22MPa.G左右,这时,

7、杂质已开始从吸附剂中解吸出来，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。逆放出的解吸气被送入解吸气缓冲罐。8 冲洗过程逆着吸附方向，用顺放气罐中的气体经程控阀和调节阀对吸附塔进行冲洗。使被吸附组分从吸附剂中完全解吸出来。9）四均升压过程。冲洗过程结束后，A塔通过程控阀与刚完成三均降压步骤的C塔相连进行均压升压，这时C塔死空间内的高压氢气就流入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的D塔相连进行均压升压，这时D塔死空间内的高压氢气就流入A塔被回收，同时A塔压力得以继续上升，直

8、到两塔压力基本相等。11）二均升压过程。三均升压过程结束后，A塔通过程控阀与刚完成一均降压步骤的E塔相连进行均压升压，回收E塔死空间内的高压氢气，同时A塔压力得以继续上升，直到两塔压力基本相等。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的F塔相连进行均压升压回收H塔死空间内的高压氢气，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的升压，直到使其达到吸附压力。经过以上步骤后，A塔的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

9、吸附。各吸附塔的工作过程与A塔均完全相同，只是在时间上互相错开吸附时间的一半，8个塔交替吸附即可实现连续分离提纯氢气的目的。第三节 装置物料平衡I、80万吨年加氢精制单元物料平衡序号物料名称收率数量备注Wt%kghtd104ta一、入方1催化柴油22.8625000.00576.0020进装置2焦化柴油41.1545000.001104.0036进装置3焦化汽油27.4330000.00720.0024进装置4氢气（来自制氢）1.23135032.401.08自制氢来5脱盐水7.3280001926.4进装置合计100.001093502624.487.48二、出方1精制柴油63.566950

10、0166855.6出装置2汽油26.982950070823.6出装置3酸性气0.69750180.60出装置4含硫气体1.01110026.40.88出装置5酸性水7.7785002046.8出装置合计100.001093502624.487.48 II、15000Nm3 紧急放空系统；(2) 循环氢压缩机自动保护联锁系统；(3) 新氢压缩机自动保护联锁系统；(4) 高压进料泵自动保护联锁系统；(5) 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

11、（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。6、主要仪表供

12、货来源6.1. 根据国内仪表生产的现状，对于中低压工艺过程的现场仪表（如温度仪表、压力仪表、流量仪表、液位仪表、可燃气体及有毒气体检测报警器等)；普通气动调节阀；气动和电动单元辅助仪表及仪表盘、箱、柜、台等，选用国内生产且在XXXX物装公司注册的仪表厂家的产品。6.2. 高压节流装置已国产化且经长期使用证明质量比较稳定，所以本装置所有高压节流装置均选用国内产品。6.3. 对于国内目前不能生产或产品质量不稳定的仪表，将考虑从国外购买。主要引进仪表设备见下表：1计量仪表容积式流量计2台电磁流量计3台2物位仪表高压玻璃板液位计3台高压外浮筒液位变送器1台高压外浮筒液位开关5台3分析仪表H2浓度分析仪

13、1套O2含量分析仪1套4执行器自力式调节阀1台高压气动调节阀14台高压双闸板气缸闸阀1台5高压仪表阀门及管配件1批第六节 主要设备选择一、主要设备选择（一） 转化炉1、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

14、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：(1) 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

15、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。(2) 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。(3) 辐射效率高，燃料消耗少火焰与工艺物流并流的另一优点就是顶烧炉的辐射段效率要比侧烧炉或底烧炉的辐射段效率高。在顶烧炉内，燃烧产物来自辐射室顶部的混合区。随着燃烧物的冷却和变重，自然趋于下流。而在底部燃烧的转化炉内，燃烧产物在辐射室的顶部。随着燃烧物

16、的向上通过燃烧室，燃烧物冷却下来引起逆向混合，这种逆向混合将引起整个辐射温度的降低，对于给定的转化量，底烧和侧烧转化炉所需的燃料要比顶烧转化炉多。(4) 烧嘴种类众多，燃料的适应性强。(5) 烧嘴数量少，易于操作。(6) 操作弹性大。(7) 对流段设置于地面上，与侧烧炉对流段设置在辐射段顶部相比，对流段的安装和检修都较为方便，汽包安装高度亦大大降低。(8) 由于顶烧炉火嘴较少、便于采用空气预热器。空气经对流段低温热预热后进入火嘴助燃，可节省燃料消耗。(9)顶烧炉因火嘴集中、能量大、数量少，更适合于燃烧低热值的PSA脱附气。、转化炉管的选择转化炉管是在高温高压下工作的，所以对材料要求比较苛刻。四

17、川化机厂于1985年2月从美国阿贝克斯公司(国内引进的Kellogg型的转化炉管均用该公司技术生产)引进了制造离心浇涛管的设备和技术。目前，国内已有四川化机厂、兰州炼油厂机械厂、烟台玛努尔合金炉管厂等厂家能生产HP、HK系列的离心浇涛管，产品质量已达到国外同类产品指标，并已投入批量生产。国内几家化肥厂先后采用国产炉管在转化炉内试验，使用效果较好。在相同条件下，HP系列炉管和HK系列炉管相比，具有使用温度高，许用应力大的特点，因此，本设计推荐采用国产的HP系列炉管。3、转化炉管的支撑转化炉管的支撑一般采用三种方式：上部吊挂；下部支撑；下部支撑与上部吊挂同时采用。1）上部吊挂炉管单独吊挂其受热膨胀

18、的位移量全部由下尾管吸收，因此所需下尾管较长。而下尾管是处在820以上的高温条件下，对材质要求苛刻，要使用高合金材料。下尾管长度较长，不仅浪费高合金材料，而且会经常出现断裂现象，所以炉管上部吊挂，向下膨胀近年来已逐步被淘汰。2）下部支撑炉管单独下部支撑，则炉管受热膨胀后全部由上尾管吸收其位移量，因此所需上尾管较长。但由于上尾管仅处在500左右条件下，可以使用18-8材质。因此。可节约高合金材料，减少上尾管断裂现象发生，延长使用寿命。但是，由于炉管较长，其挠度较大、加上炉管受热有些不均，因此在使用过程中会出现炉管弯曲直至报废。因此炉管仅采用下部支撑方式是不完善。3）下部支撑与上部吊挂同时使用这种

19、炉管支撑方式同时具有了上述两各支撑方式的优点：a、以上尾管吸收热胀量降低了设备造价。b、上部吊挂改善了炉管受力状况，减轻了炉管受热不均而产的弯曲，提高了操作可靠性。根据上述情况，本报告设计中选用下部支撑与上部吊挂同时使用的支撑方式。目前由我公司设计的南京，镇海，兰州，辽河，辽化，吉化，茂名等制氢装置均采用上述支撑方式。4、下集合管由于该制氢装置规模较小，转化炉下集合管的直径较小，采用热壁管（材质为Cr2ONi32）较为经济合理。 5、采用新型顶烧燃烧器，它具有以下优点：1） 燃料适用性强,可单烧高压瓦斯,也可单烧低压瓦斯,还可同时烧两种瓦斯。2） 空气与燃料正交碰撞混和,混和均匀,从而使燃料充

20、分燃烧。3） 不易回火和堵塞。4）焰形稳定,火焰刚直有力。（二）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SA387Gr22CL.2，内壁堆焊TP.309L+TP.347，堆焊层厚度为6.5mm，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。（三）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

21、不锈钢管。本装置有六台高压换热器。两台反应流出物低分油换热器为高低压型，管子0Cr18Ni10Ti，管程材质为15CrMoR+0Cr18Ni10Ti，壳程材质为20R。一台反应流出物热进料换热器为高压型，管程材质为SA387Gr22CL.2+0Cr18Ni10Ti。换热管子材质为0Cr18Ni10Ti。壳程材质为15CrMoR+0Cr18Ni10Ti。两台反应流出物冷进料换热器为高高压型，管程材质为15CrMoR+0Cr18Ni10Ti。换热管子材质为0Cr18Ni10Ti。壳程材质为16MnR。（四）压缩机1、原料气压缩机为两台，一开一备。兼开工压缩机。2、新氢压缩机（共2台，一开一备）根据

22、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。每级气缸进、排气口均按上进、下出布置。气缸及气缸盖夹套用强制夹套冷却系统冷却。采用双室隔距件。气缸设卸荷器和余隙腔用作气量调节。气缸、活塞环、活塞杆、填料函按无油润滑选材及设计。机组内的所有电气设备均应符合防爆要求。主电机的防爆等级不低于eIIT3，其它用电设备不低于dIICT4。3、循环

23、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。（五）吸附塔吸附塔为疲劳容器， 采用美国ASME标准和中国JB4732-95进行应力分析计算和设计，所有设备设计寿命15年。本装置的吸附塔直径较大，而大型吸附塔设计的关键是如何在实现良好的气体分布的同时尽量减少吸附塔死空间。我公司为此开发了新型锥型下分布器结构可大大减小床层死空间，充分利用所有吸附剂，有利于减少产品氢气的损失，达到了世界先进水平。二、主要设备规格表 1、加氢精制单元主要工艺设备表

24、（见表4-6-1）2、制氢单元主要工艺设备表（见表4-6-2）加氢精制单元主要设备表 表4-6-1序号设备名称规格介质名称操作条件数量备注mmMPa(G)一反应器类1加氢精制反应器240020000 (T.L) 原料油、氢气4158.6112Cr2MoR堆焊TP.309L+TP.347, 56t二塔类1循环氢脱硫塔160017400(TL)循环氢,H2S, MDEA,H2O597.4117层浮阀塔盘2分馏塔220028500(TL)柴油、汽油、油气、H2S3160.32134层浮阀塔盘3稳定塔8001200160021800(TL)汽油、油气、H2S2050.82120层浮阀塔盘三加热炉类1反

25、应进料加热炉热负荷 4150KW柴油.氢气3408.612重沸炉热负 荷 5350KW柴油.氢气3300.321四原料油过滤器原料油500.71套自动反冲洗 ,20R, 1.8t加氢精制单元主要设备表 续表4-6-1序号设备名称规格介质名称操作条件数量备注MPa(G)五冷换类1反应流出物混合进11006000，U型管 双壳程管程反应流出物4057.9112Cr2Mo1+0Cr18Ni10Ti15CrMoR+ 0Cr18Ni10Ti, 11t料换热器A=230m2 19管子壳程混合进料3049.12反应流出物反应流出11006000，U型管，双壳程管程反应流出物2797.8215CrMoR+ 0

26、Cr18Ni10Ti16MnR, 21t物冷反应进料换热器A=355m2 19管子壳程混合进料2239.23反应流出物分馏塔进BIU9006000 A=300 m2管程反应流出物3007.85 115CrMoR+ 0Cr18Ni10Ti16MnR, 21t料换热器B=150 19管子壳程分馏塔进料2480.5 4精制柴油低分油BIU600-2.52.5-130-619-4I 管程柴油2910.75 415CrMoR16MnR, 20t换热器B=200壳程低分油1841.05粗汽油稳定汽油BES700-2.5-125-625-2I 管程稳定汽油2050.83 416MnR换热器B=200壳程粗汽

27、油,H2S1721.06除盐水分馏塔顶气BIU800-1.6-170-625-2I 管程除盐水950.40 116MnR换热器B=900 壳程分馏塔顶气,H2S1880.307分馏塔顶后冷器BIU700-1.6-120-625-4I 管程循环水400.40 116MnRB=300壳程分馏塔顶气,H2S500.278稳定塔顶水冷器BIU400-4.02.5-55-619-2I 管程循环水400.4120RB=150壳程稳定塔顶气,H2S1110.809稳定塔重沸器BJS600-2.5-90-625-2I 管程柴油3150.9120RB=450壳程稳定塔底油2050.8510稳定汽油水冷器BES6

28、00-2.5-90-625-2I 管程循环水400.4120RB=200壳程稳定汽油500.6511贫胺液加热器BIU500-2.5-25-325-2I 管程除盐水950.320RB=150壳程贫胺液510.40 加氢精制单元主要设备表 续表4-6-1序号设备名称规格介质名称操作条件数量轴功率KW电机功率KW备注MPa(G)六空冷器类1反应流出物空冷器GP92.5-8-213-12S-23.4DR-IV反应流出物150max8.0max414422420R, 20#, 30t2分馏塔顶空冷器P93-6-193-1.6S-23.4DR-油气,H2S1470.28423430420R, 20#, 24t3精制柴油空冷器GP92-8-168-4.0S-23.4DR-IV精制柴油800.652