8000nm3h制氢及50万吨年加氢精制装置改造建设可行性研究报告优秀甲级资质建设可行性研究报告Word格式文档下载.docx
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产量
x104t/a
备注
1
精制柴油
0.8365~0.8383
47.50
2、主要原料名称、规格和用量
用量
重催柴油
0.8396
48.00
2
干气
1.66
3、公用工程规格
（1）1.0MpaG蒸汽
温度250℃
压力1.0MpaG
（2）循环水
温度（上水）32℃
压力（上水）0.45MpaG
污垢系数1.68×
10-4m2.K/W
（3）新鲜水
温度常温
压力0.4MpaG
污垢系数5.17×
（4）除盐水
温度常温
压力0.3MpaG
（5）压缩空气
压力0.6MpaG
（6）仪表风
露点40℃
（7）电
6000V50Hz
380V50Hz
220V50Hz
4、“三废”排放及环境治理
（1）废水
含油污水主要来源：
机泵端面冷却水；
油品采样冷却水；
装置改造后厂房内外冲洗排水；
装置改造生产排出的少量污水；
改造装置内可能污染的雨水；
生产岗位少量生活污水，以上污水均由下水道排至污水处理场统一处理。
在装置改造出口设置有含油污水检测池，以便对排出污水进行计量和检测。
设计中采用一切手段减少新鲜水用量，以力求减少含油污水总的排放量，含油污水排水井采用混凝土井，防止渗漏污染环境。
生活污水经化粪池截污后排入工厂生活污水管网。
装置改造产生的酸性水排至酸性水汽提装置处理后，净化水回用于常减压及催化裂化装置。
（2）废气
本项目改造排出的废气主要是炉子的烟气。
为保证完全燃烧，节约能源，加热炉采用空气预热器及强制通风设施，烟囱的设计不仅满足抽力的要求，同时满足环保要求。
对于装置操作过程中可能排放的含烃类气体排入燃料气系统或排入火炬总管。
（3）废渣
本装置改造生产的废渣为失活的催化剂和吸附剂，深埋或回收处理。
（4）噪声污染，主要来自泵区和加热炉区。
本装置改造的泵采用低噪声离心泵，风机采用低噪声离心式风机，切均采用露天布置。
其噪音均小于85分贝，满足《化工建设项目噪声控制设计规范》要求。
加热炉布置在室外，其烧嘴采用低噪音烧嘴，使炉区的噪音控制在85分贝以下。
5、主要技术经济指标汇总
主要技术经济指标表
项目名称
单位
数量
设计规模
1.1
制氢
Nm3/h
8000
1.2
加氢精制
104t/a
50
实际加工量48万吨
产品方案
2.1
47.5
3
年操作小时
h
4
主要原辅材料消耗
4.1
原材料
4.1.1
48
4.1.2
焦化干气
4.2
辅助材料
4.2.1
制氢催化剂
t/a
25.57
4.2.2
加氢精制催化剂
42.8
4.2.3
水蒸汽
2.73
5
公用系统消耗量
5.1
燃料气
kg/h
2174
5.2
1.0MPa蒸汽（外送）
-6400
制氢产气
5.3
1.0MPa蒸汽
4640
5.4
电
KW
2450
5.5
循环水
t/h
1098
5.6
除盐水
14.7
5.7
净化风
280
5.8
氮气
140
5.9
回收凝结水
-4640
加氢回收
6
三废排放量
6.1
废水
6.2
炉子烟气
117600
6.3
废催化剂
68.37
7
装置定员
人
37
8
工程占地面积
m2
16275
9
项目总投资
万元
12400
9.1
建设投资
10097
9.2
建设期利息
144
9.3
铺底流动资金
2159
10
年均总成本费用
215168
11
年均销售收入
227303
12
年均销售税金及附加
8909
13
年均利润总额
3226
14
财务评价指标
14.1
静态指标
14.1.1
投资利润率
%
18.50
14.1.2
投资利税率
69.59
14.2
动态指标
14.2.1
所得税后财务内部收益率
21.07
14.2.2
所得税后财务净现值
6440
14.2.3
投资回收期
年
6.02
含建设期1年
14.2.4
所得税前财务内部收益率
26.27
14.2.5
所得税前财务净现值
10793
三、结论
本项目改造上报投资12400万元，其中建设投资10097万元，铺底流动资金2159万元；
项目改造投产后年利润总额3226万元，年税后利润2419万元，所得税后项目投资财务内部收益率为21.07%，投资回收期6.02年（含1年建设期），各项经济指标均高于行业基准值。
具有良好的盈利能力。
综上所述，本项目改造实施后，能够为企业带来较好的经济收益，获取良好的投资回报。
第二章市场分析和价格预测
第一节产品市场分析和价格预测
一、产品市场分析
随着国民经济及汽车工业的发展，社会对汽油、柴油、石油液化气等石油产品的需求量急剧增加。
2004年中国汽油产量5250万吨，我国汽油用量每年以13%的速度增长，预计到2008年我国汽油用量将达7575万吨。
近几年，汽油、柴油价格一直呈上涨趋势，市场前景广阔。
本装置对重催柴油进行加氢可以改善重催柴油的品质，加氢后的精制柴油其附加值增加，产品市场好。
二、价格预测
近几年来，国内外石油产品价格一直呈上涨趋势，根据我国现阶段的实际情况，考虑将来的发展，在未来的几年内，精制柴油的价格在4400～5300元/吨。
第二节原料供求和价格预测
一、原料来源
本项目改造所用原料为公司延迟焦化装置的焦化干气和重油催化裂化装置的重催柴油。
完全可以满足生产需要。
焦化干气组成：
组成
H2
H2O
CH4
C2H6
C2H4
C3H8
C3H6
C4H10
C5
合计
V%
13.59
1.11
59.18
18.23
2.51
2.84
1.25
1.12
0.17
100
加氢原料油性质：
项目
混合原料（模拟）
密度（20℃）,g/cm3
0.8102
运动粘度,mm2/s20℃
4.714
运动粘度,mm2/s50℃
2.442
凝点,℃
-5
酸度,mgKOH/100ml
0.93
实际胶质,mg/100ml
358
诱导期,min
碱性氮,mg/kg
1091
闪点（闭口），℃
89
苯胺点，℃
64.5
铜片腐蚀，（50℃，3h）
不合格
10%残炭，m%
0.27
S,m%
0.84
0.7791
N,mg/kg
1732
1240
溴价，gBr/100ml
15.9
馏程，℃：
初馏点
203
56
5%
213
10%
220
162
30%
244
199
50%
272
241
70%
301
284
90%
337
333
95%
345
342
终馏点
351
350
二、原料价格
本项目原料为焦化干气、重催柴油。
全部来自公司内部，价格按照内部价格估算。
三、原料运输方式
焦化干气、重催柴油由管线直接送到装置。
第三节辅助原料、燃料的供应
一、辅助原料
本项目改造辅助原料为除盐水，用于制氢。
二、燃料的供应
本项目改造所用燃料为燃料气，来自重油催化裂化装置，完全可以满足需求。
第三章生产规模、总工艺流程及产品方案
第一节生产规模
本项目改造设计生产能力为8000Nm3/h制氢及50万吨/年加氢精制。
操作时间8000小时，连续生产。
第二节总工艺流程
干气自管网来，经过干气压缩→原料气精制→转化→中温变换→PSA变压吸附→工业氢；
加氢原料油自管网来，先与氢气混合，然后经加热炉加热至310℃，进入加氢精制反应器。
在反应器中，原料油和氢气在催化剂作用下，进行加氢脱硫、脱氮、烯烃饱和等精制反应。
经换热冷却后，进入高压分离器进行油、水、气三相分离，分出的油相经脱硫后进入分馏塔，分馏出精制石脑油、精制柴油。
第三节产品方案
本项目改造主要产品为精制柴油。
产品主要性质：
初期
末期
加氢精制产品
密度（20℃）,g/m3
0.8365
0.8383
运动粘度，mm2/s20℃
4.4
4.3
凝点，℃
-4
酸度，mgKOH/100ml
0.36
0.37
实际胶质，mg/100ml
31
40
氧化安定性，mg/100ml
1.0
碱性氮，ug/g
101
133
闪点，℃
70
69
芳烃，%
25
29
合格
0.02
0.03
S,μg/g
325
390
N,μg/g
255
十六烷值
53
52
溴价，gBr/100ml
1.80
1.86
馏点
180
214
218
217
271
270
298
336
344
343
主要产品产量一览表
名称
相态
去向
万吨/年
48.5
液
外售
第四节自动化水平
本项目改造设计采用集散控制系统（DCS）来完成装置的控制、监测和安全联锁。
基于现场总线技术，完全开放，采用先进的软件和硬件技术，结构灵活，扩展方便，安全可靠，安装、维护简单，大幅度节约使用成本，便于管理和减轻劳动强度。
工艺参数及过程控制均在控制室集中显示、控制、管理、实时打印各种参数、报表，且设置了联锁保护系统，事故状态下能实现各种保证生产的安全措施，对装置的可靠运行提供良好的保证。
为保证装置的平稳、安全、长期运行，DCS系统供电采用UPS，对可能释放可燃气体的地点设置可燃气体报警器探头。
第四章工艺装置
第一节工艺技术选择
本项目改造制氢采用干气为原料，采用上海华西化工科技有限公司的轻烃水蒸气转化造气、变压吸附（PSA）净化工艺专有技术。
有以下特点：
1、采用价格较低、产氢率较高的焦化干气作为原料，与轻石脑油作为原料相比，能显著的降低氢气成本。
2、优化单元设计，合理选择工艺参数，采用较高的转化出口温度（820℃），合理的转化压力，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；
3、在原料精制方面，由于焦化干气中的烯烃饱和反应放热量较少，因此，烯烃饱和反应器采用固定床加氢反应器，以降低装置投资。
4、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。
5、为了提高装置操作的可靠性，确保装置长周期安全运行，该装置的催化剂选用国内成熟可靠的催化剂。
6、一氧化碳变换部分采用中温变换流程，不采用低温变换流程，以降低装置改造投资，简化制氢流程，缩短开工时间。
7、采用PSA净化工艺技术，简化了制氢装置流程，提高了氢气质量降低了装置能耗。
8、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水分离器），简化了余热回收流程，降低了单元投资。
9、优化换热流程，合理利用余热温位，提高有效能效率。
10、回收工艺冷凝水，减少除盐水量。
加氢部分技术特点：
采用国内成熟的加氢精制工艺技术，催化剂采用国产成熟加氢精制催化剂。
滤后原料缓冲罐、软化水罐等采用氮气保护，防上其与空气接触。
第二节主要操作条件
本装置的主要操作条件如下：
一、制氢部分
1、加氢反应器（R4001）
入口温度℃300
出口温度℃380
入口压力Mpa（a）3.25
出口压力Mpa（a）3.2
加氢催化剂装置m35.5
2、氧化锌脱硫反应器（R4002A.B）
入口温度℃370
出口温度℃360
入口压力Mpa（a）3.2
出口压力Mpa（a）3.15
脱氯剂装置m30.8×
氧化锌脱硫剂装置m32.75×
3、转化炉辐射段
入口温度℃500
出口温度℃820
入口压力Mpa（a）3.04
出口压力Mpa（a）2.77
水碳比mol/mol3.5
催化剂装置m32.4
4、中温变换反应器
入口温度℃360
出口温度℃415.7
入口压力Mpa（a）2.74
出口压力Mpa（a）2.71
空速（干）h-12198
催化剂装置m33.1
5、PSA
步骤
压力Mpa（G）
时间（S）
吸附（A）
2.45
一均降压（E1D）
2.45→1.96
30
二均降压（E2D）
1.96→1.47
60
三均降压（E3D）
1.47→0.98
四均降压（E4D）
0.98→0.49
顺放（P）
0.49→0.22
逆放（D）
0.22→0.03
冲洗（PP）
90
四均升压（E4R）
0.03→0.49
三均升压（E3R）
0.49→0.98
二均升压（E2R）
0.98→1.47
一均升压（E1R）
1.47→1.96
产品氢升压（FR）
1.96→2.45
二、加氢部分
1、反应器
催化剂
FH-98或LH-3
产品规格
柴油S＜390ppm
冷高分入口氢分压，Mpa
6.4
进料量，t/h
31.25
体积空速，h-1
1.8
催化剂装填量，m3
21.4
上床层，m3
下床层，m3
15.0
流程编号
R-2101
设备名称
加氢精制反应器
反应器型式
固定床，热壁
介质名称
油气、氢气、硫化氢
反应温度，℃
上床层：
入口温度
302
出口温度
366
温升
43
41
下床层：
367
387
床层平均反应温度，℃
364
反应器总温升，℃
73
反应器入口氢油比
400
床层间冷氢量，Nm3/h
2500
催化剂运转周期≮2年，催化剂总寿命≮6年
内设两个催化剂床层，一层冷氢盘，两层分配盘
2、高压分离器
操作压力，Mpa（g）8.0
操作温度，℃45
3、低压分离器
操作压力，Mpa（a）1.1
4、新氢压缩机
入口温度，℃40
入口压力，Mpa（a）0.6
出口压力，Mpa（a）9.8
5、循环氢压缩机
入口温度，℃45
入口压力，Mpa（a）7.8
6、生成油脱硫化氢塔
塔顶压力Mpa（a）0.65
塔顶温度，℃172
进料温度，℃265
7、分馏塔
塔顶压力，Mpa（a）0.19
进料温度，℃207
第三节装置工艺流程
一、流程简述
1、制氢部分
来自管网的焦化干气进入原料气缓冲罐（V4001），经原料气压缩机（C4001）升压后进入原料预热炉（F4001），预热至300℃进入脱硫部分。
备用原料为来自装置外的轻石脑油，进入原料油缓冲罐（V4002），经原料油泵升压后与装置外来的循环氢混合进入原料预热炉（F4001），预热至380℃进入脱硫部分。
加热后
升级会员 