1、汽柴油加制氢联合装置项目可行性研究报告XX工程咨询有限公司二零XX年XX月汽柴油加制氢联合装置项目可行性研究报告建设单位：XX建筑工程有限公司建设地点：XX省XX市编制单位：XX工程咨询有限公司20XX年XX月133可行性研究报告编制单位及编制人员名单项目编制单位：XX工程咨询有限公司资格等级： 级证书编号：（发证机关：中华人民共和国住房和城乡建设部制）编制人员： XXX高级工程师XXX高级工程师XXX高级工程师XXXX有限公司二XX年XX月XX日 目录第一章 总论4第一节 项目编制依据及原则4第二节 项目背景及建设的必要性5第三节 项目范围7第四节 研究结果7第二章 市场预测10第三章 原料2、来源、生产规模及产品方案14第一节 原料来源及规格14第二节 生产规模16第三节 产品方案16H299.9%(mol)18第四章 工艺技术方案19第一节 工艺技术路线比较及选择192、方案二（加氢精制）：203、方案三（中压加氢改质）：21第二节 工艺流程简述及特点29三、主要操作条件3113) 产品气升压过程41第三节 装置物料平衡42第四节 平面布置43第五节 自动控制45第六节 主要设备选择513、转化炉管的支撑534、下集合管54第七节 消耗指标69第五章 总图、运输、公用工程及辅助生产设施72第一节 建厂条件722.1.气象条件722).湿度723).气压735).雪73第二节 总图3、75第三节 运输75第四节 公用工程76第五节 辅助生产设施78第六章 节能80第一节 节能设计规范80第二节 能耗状况和能耗指标分析80第三节 节能措施和节能效果分析87第七章 环境保护92第一节 设计依据和设计原则92第二节 生产过程中主要污染源及污染物93第三节 治理措施及预期效果94第八章 职业安全卫生98第一节 设计依据98第二节 生产过程中职业危险因素分析99主要生产岗位危险因素分析 表8-2-2101第三节 防范措施及预期效果102第九章 项目组织及定员106第十章 项目实施计划1061、项目实施计划见表10-1-1106第十一章 投资估算及资金筹措108第一节 建设投资估算104、8、预备费110第二节 总投资估算及资金筹措113投资计划与资金筹措表113第十二章 财务评价115第一节 总成本费用估算115第二节 财务评价119第三节 敏感性分析133第四节 财务评价结论134主要财务评价数据汇总表135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5、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6、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7、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%2298020930%25711024950%28912732670%32114035890%352170360EBP352180360溴值，gBr2/100g19.072.128.9硫，g/g7000120008、12000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9、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10、，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 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11、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） 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12、 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： 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： 11160m13、22.8、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)535639.94 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)314、273.1613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,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15、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16、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19951996199719981999汽油消费量29423097323133033459产量29483182344733973741煤油消费量490559608635690产量428513555575719柴17、油消费量48655231556857366154产量38474302476847175902预计20xx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749221978118、948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。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19、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比重较低，是造成我国柴油产量20、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 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21、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，20xx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22、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（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）23、，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24、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25、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%110226、3850%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513、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) C27、O+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。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28、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： 5.07.029、MPa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R30、N-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，h31、-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、32、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：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33、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34、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35、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、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36、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，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37、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，38、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：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39、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，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40、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41、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%，42、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43、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。ZZ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44、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ZZ公司在XX石化公司6104m3n/h大型PSA装置投标中，以“投资低、45、技术与YY公司相当”的绝对优势击败YY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ZZ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I、80万吨/年加氢精制单元一、工艺流程特点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。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。3、采用三相（油、气、水）分离的立式高压分46、离器。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。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。6、催化剂预硫化采用液相硫化方法。预硫化油用直馏柴油。7、由于原料油的含硫量较高，采用循环氢脱硫技术脱除系统的硫化氢；轻石脑油采用碱洗工艺以保证轻石脑油的质量要求。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。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。二、工艺流程简述 反应部分自罐区来原料油经原料油过滤器除去原料中大47、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48、油、水三相分离，顶部出来的循环氢进入循环氢脱硫塔入口分液罐，然后进入循环氢脱硫塔用MDEA溶液脱除硫化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（酸性气）出装置，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。 分馏部分（1）柴油分馏系统从反应部分来的低分油换49、热至248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。闪蒸出的气体和稳定塔顶出来含硫气体混合出装置；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道和冷换设备的腐蚀，在塔顶管道采用注入缓蚀剂措施。缓蚀剂自缓蚀剂罐经缓蚀剂泵注入塔顶管道。分馏塔底精制柴油分为两路：第一路作为产品，经分馏塔低重沸炉循环泵增压后经E3008作稳定塔重沸器热源，然后与低分油换热至80左右,最后进入柴油空冷器冷却至50出装置；第二路经流量控制阀后直接去分馏塔50、底重沸炉作为重沸液， 分馏塔底重沸炉的重沸液，分四路经由分馏塔底重沸炉，加热至330作为重沸液返回分馏塔底部空间，完成汽、液分离，并完成与塔低塔盘流下的液体的混合，然后循环使用。（2）汽油稳定系统从分馏塔顶回流罐来的粗汽油经粗汽油/稳定汽油换热后进入汽油稳定塔。稳定塔用精制柴油作重沸器热源，稳定塔塔顶油气经稳定塔顶水冷器冷凝冷却至40，进入稳定塔顶回流罐进行气、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。油相经稳定塔顶回流泵升压后分两路，一路作为塔顶回流，另一路作为轻石脑油出装置由工厂系统处理。稳定塔塔底汽油经粗汽油/稳定汽油换热器换热后，经稳定汽油空冷器、51、稳定汽油水冷器冷却至40出装置。 公用工程部分1、催化剂预硫化流程为了提高催化剂活性，新鲜的或再生后的催化剂在使用前都必须进行预硫化。设计采用液相预硫化方法，以低硫直馏柴油为硫化油，DMDS为硫化剂。催化剂预硫化结束后，硫化油通过不合格油线退出装置。工艺流程详见附图：三、主要操作条件表4-1-2 主要操作条件反应器原料油量 kg/h100000 反应器入口氢分压 Mpa(G)6.4反应温度 300405体积空速 h-11.5氢油比 V/V500高压分离器温度 45压力 Mpa(G)7.5低压分离器温度 45压力 MPa(G)1.4循环氢脱硫塔温度 45压力 MPa(G)7.5（五）分馏塔温度 52、316压力 MPa(G)0.32（六）稳定塔温度 205压力 MPa(G)0.82II、15000Nm3/h制氢单元一、工艺技术特点1、优化装置设计，合理选择工艺参数，采用较高的转化出口温度（820），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；选用较低的水碳比（3.5），进一步降低转化炉的燃料消耗。2、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。3、为了提高装置的可靠性，确保装置长周期安全运行，转化催化剂选用国内研制生产的蒸汽转化催化剂。4、一氧化碳变换部分仅采用中温变换流程，不采用低温变换流程，以降53、低装置投资，简化制氢流程，缩短开工时间。5、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包），简化了余热回收流程，降低了装置投资。6、优化换热流程，合理利用余热能位，提高有效能效率。 利用转化炉烟道气高温位余热预热原料气，利用烟道气和转化气的高温位余热发生中压蒸汽，并过热到450。所产蒸汽一部分作为工艺用汽，多余部分外输至蒸汽管网。 利用中变气高温位余热预热锅炉给水，以增加中压蒸汽产量。 利用烟道气低温位余热预热燃烧空气，以降低转化炉的燃料用量。 在维持合理传热温差的前提下，降低排烟温度，提高转化炉、原料预热炉的热效率，以降低燃料消耗。7、回收工艺冷凝水，减少装置脱盐水用54、量。在变换气冷却过程中将产生大量的冷凝水，这部分冷凝水如直接排放，将会污染环境或增加污水处理场负担。本设计将工艺冷凝液经汽提塔汽提后直接进入除氧器，除氧后作为锅炉给水。这样既保护了环境，又减少了脱盐水用量。8、采用型管双壳程换热器，加深换热深度，提高热效率。9、采用PSA净化工艺，简化了制氢流程，提高了氢气质量，降低了装置能耗。9.1、 PSA方案采用8-2-4 PSA工艺，在压力下完成吸附剂再生，具有流程简单、无需动力设备、能耗低的特点。9.2、本方案较传统流程多一次均压过程，可更有效地回收产品氢气，提高了产品氢回收率。(可达90%)9.3、 本方案由于增加了一台顺放气缓冲罐，解决了传统流程55、在冲洗再生过程中存在的二次污染问题，因而吸附剂再生效果更好。9.4、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。9.5、PSA程序控制阀是变压吸附装置的关键设备。本装置选用ZZ公司的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。二、工艺操作条件1、绝热加氢反应器入口温度250 出口温度380 入口压力MPa(a)3.22 出56、口压力MPa(a)3.2 加氢催化剂装量 m3 6.932、氧化锌脱硫反应器入口温度380出口温度360入口压力MPa(abs)3.2出口压力MPa(abs)3.15氧化锌脱硫剂装量m3 8.52脱氯剂装量m3 1.5423、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碳空速 h1 970水碳比 mol/mol3.5催化剂装量 m36.194、中温变换反应器入口温度360 出口温度422 入口压力MPa(a)2.74出口压力MPa(a)2.71空速(干) h1 1753催化剂装量 m3 8.245、PSA部分序号步骤压力(Mpa) (G)时57、间 （S）(秒)1吸附(A)2.51802一均降压(E1D)2.451.96303二均降压(E2D)1.961.47604三均降压(E3D)1.470.98305四均降压(E4D)0.980.49306顺放(P)0.490.22307逆放(D)0.220.03308冲洗(PP)0.03909四均升压(E4R)0.030.493010三均升压(E3R)0.490.983011二均升压(E2R)0.981.476012一均升压(E1R)1.471.963013产品氢升压(FR)1.962.560三、工艺流程简述 (1)进料系统由装置外来的焦化干气和催化干气进入原料气缓冲罐，经过原料气压缩机压缩后进58、入原料气脱硫部分。当采用液体原料时，液体原料（如：轻石脑油等）自装置外来，进入原料油缓冲罐，经过原料油泵加压后与来自新氢压缩机一级出口的氢气混合后，然后进入原料气脱硫部分。(2)脱硫部分进入脱硫部分的原料气经原料预热炉予热升温至300左右，进入绝热加氢反应器发生烯烃饱和以及有机硫转化反应，使原料气的温度升高到380，然后进入氧化锌脱硫反应器。在此，硫化氢与氧化锌反应生成固体硫化锌被吸收下来。脱除硫化氢后的气体硫含量小于0.2PPm，烯烃含量小于1%，进入转化部分。具体反应如下：烯烃 C2H4+H2C2H6硫醇: RSH+H2RH+H2s硫醚: R1SR2+2H2R1H+R2H+H2S二硫醚: 59、R1SSR2+3H2R1H+R2H+2H2S噻吩: C4H4S+4H2C4H10+H2S氧硫化碳: COS+H2CO+H2S二硫化碳: CS2+4H2CH4+2H2S ZnO(固)+H2S=ZnS(固)+H2O Ho 298 =-76.62kJ/mol(3)转化部分精制后的原料气按水碳比3.5与水蒸汽混合，再经转化炉对流段予热至500，进入转化炉辐射段。在催化剂的作用下，发生复杂的水蒸汽转化反应，从而生产出氢气、甲烷、一氧化碳、二氧化碳和水的平衡混合物。主要反应有: CnHm+nH2O =nCO+(n+m/2)H2 CO+3H2=CH4+H2O Ho298 =-206kJ/mol CO+H2O60、=CO2+H2 Ho298 =-41kJ/mol 以甲烷为主的气态烃，蒸汽转化过程较为简单，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61、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+H2 Ho298 =-41.4KJ/mol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62、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）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63、，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。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64、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65、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,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D66、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67、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%kg/ht/d104t/a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10068、.001093502624.487.48二、出方1精制柴油63.5669500166855.6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/h制氢单元物料平衡项 目Kg/hNm3/h备注入水蒸汽15990自产焦化干气44025174装置外来(焦化干气)方合计20392出工业氢135015000作为加氢的原料脱附气99497688自产，作为转化炉的燃料未反应水9093回收利用方合计20369、92第四节 平面布置根据XXXXXXXXXX公司提供的平面总图以及联合改质装置布置方案要求，现提出该装置的平面布置方案。 1、遵守的主要标准、规范石油化工企业设计防火规范 GB50160-92（1999年局部修订）爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范 GB50058-92石油化工企业建筑设计规范 SHJ17-90（1995年局部修订）石油化工企业工艺装置设备平面布置设计通则 SHJ11-892、平面布置的原则和特点2.1、遵守国家的有关法规和规范。2.2、采用“同类设备相对集中的流程式”布置方式。流程式布置可减少工艺管道的交叉来往，既减少了基建投资，又减少了介质在管道内的阻力降。同类设备相对集中70、布置使得设备的设置整齐美观，方便操作和管理。同时，高压设备集中布置，从而有效地缩短了昂贵的高压管道长度，并减少了高压系统的管道阻力降。2.3、原则上将泵布置在管桥下面，空冷器布置在框架上。2.4、充分考虑设备的检修和催化剂、吸附剂的装卸场地。2.5、充分考虑装置设备的维修、消防、生产操作等所需通道。2.6、压缩机厂房采用半敞开式布置（即采用压缩机棚）。2.7、管线进出装置设在装置建北侧。2.8、装置内设变配电间和中控室。2.9、压缩机棚、管桥及框架等构筑物采用钢结构。2.10、加热炉设在装置全年最小风频的下风向。2.11、装置占地面积：150X95m2。3、设备检修与维护除在设备平面布置中充分71、考虑其检修场地和检修通道外，还采取如下措施：3.1、压缩机设有专用的防爆起重机3.2、加氢反应器顶部设有电动葫芦，用于起吊较重的反应器头盖及反应器内构件、催化剂料斗。3.3、冷换框架上设置若干吊耳，用于起吊换热器等设备。4、管道器材选用原则4.1、执行石油化工企业管道设计器材选用通则SH3059-94。4.2、对临氢介质的管道及其配件的材质按最新版“Nelson曲线”进行选材；对于氢气和硫化氢共存的管道及其管配件的材质，按最新版“柯柏曲线”进行选材。4.3、管子执行GB8163、GB9948和GB/T14976等标准。 第五节 自动控制 1、自动控制水平 由于装置的操作温度、操作压力较高，且为72、临氢反应，危险性较大，因此该装置对自动控制要求较高。考虑到目前国内外炼油厂自动控制系统的发展现状，该装置采用以微计算机技术为基础的集散控制系统(DCS)，对全装置进行集中管理，数据处理，相对分散控制，以增强系统的适应性、可靠性，有利于装置顺利完成正常生产时的操作调优，长周期、安全、平稳操作。 装置的采用一套DCS控制系统。仪表选型水平与公司现有仪表水平相当。从生产装置的本身安全以及人身安全的角度出发，大部分仪表回路采用本安回路，变送器以智能型为主，并在装置内设置可燃气体监测系统。其中PSA单元的控制软件采用ZZ公司提供的“切塔控制和参数优化软件”并由ZZ公司进行组态。2、 设计执行的标准规范273、.1 石油化工企业自动化仪表选型设计规定，SHJ5882.2 石油化工企业控制室的自动分析器室设计规定，SHJ6882.3 石油化工企业信号报警、联锁系统设计规定，SHJ18902.4 石油化工企业可燃气体检测报警设计规范，SH3063943、DCS系统配置根据用户要求：装置独立设置一套DCS，DCS暂按FOXBORO公司产品考虑（I/AS51）。3.1 、DCS系统（I/O）统计（全装置）信号类别检测及控制备用量（以20计）合计MV输入781694420mA输入18118199智能变送器数字量输入17517192420mA输出14514169数字量输入15015165数字量输出124121374、6 3.2 DCS主要硬件配置（I/AS51） 工程师工作站AW51D 1台 操作员工作站WP51D 3台 相应的I/O卡、板及机柜等2台打印机；1台彩色拷屏机以及通讯网络及必要的接口4、主要控制、安全联锁系统4.1主要控制：4.1.1. 转化炉出口温度控制采用转化炉出口温度与混和燃料气流量串级调节。4.1.2. 中压汽包液位控制采用前馈串级调节系统，出口蒸汽为前馈量，液位为主参数，给水流量为副参数。4.1.3. 转化炉燃料气/空气比值调节：控制转化炉为最佳燃烧状况。4.1.4. 水碳比控制进转化炉原料气与水蒸汽进行比值控制，按水碳比为3.5进行混和。在正常生产情况下，控制好水蒸汽与原料气的比75、值（水碳比），是转化炉操作的关键。水碳比过高不仅浪费水蒸汽，而且增加转化炉的热负荷；水碳比过低会引起催化剂积碳，使催化剂失活，甚至造成生产事故。为此从安全生产与节能两方面综合考虑，采用蒸汽量、原料量的比值调节系统，则可在生产过程稳定时，要求水碳比操作值处于低限，而在原料量波动时要求配入适当过量的蒸汽。为此，采用蒸汽量、原料量的比值调节系统。4.1.5. 变压吸附控制：包括顺序控制、优化控制、程控调节、联锁、管理以及专家事故诊断功能、4.1.6、加氢反应器床层温度控制采用冷氢注入反应器床层方案来控制各反应床层的温度，反应器各床层入、出口设置水平均布的测温元件，以检测床层内各点温度。4.1.7、新76、氢压缩机控制对往复式新氢压缩机，需要保持压缩机各段入口的压力稳定，设置新氢压缩机出口返回入口压力控制回路等。4.1.8、反应系统压力控制反应系统压力关系到装置平稳操作、设备及人员安全。反应系统压力控制的核心是高压分离器的压力控制。4.1.9、加热炉加热炉设氧含量分析仪，控制烟气中的氧含量，以提高加热炉的热效率。4.1.10、设置必要的在线分析仪表，对控制产品质量的关键参数进行连续监测，以确保产品质量的稳定性。4.1.11、根据工艺流程特点，对重要机组和设备设置必要的安全联锁系统及事故报警和预报警系统，确保设备及装置的生产安全。4.1.12、设置足够的可燃气、H2S有毒气体检测报警仪，以确保装置77、和人身安全。4.2、主要安全联锁系统4.2.1. 转化炉自动安全联锁系统影响转化炉正常生产的主要参数有：水碳比过低，炉膛压力过高，主、次燃料气压力过低，预热空气压力过低，中压汽包液位过低，鼓风机停机，引风机停机等。上述联锁信号若放在自动联锁位置，则其中任何一个动作都会导致转化炉自动停炉。将进转化炉的工业蒸汽，脱硫原料气，主、次燃料气调节阀切断，而将氮气阀打开（蒸汽阀延时半小时关闭，而后氮气阀手动打开），则转化炉就会安全停炉。如果不放在自动位置，上述参数超限时预报警，不自动联锁，但通过人工处理达到正常，若经人工处理仍达不到正常，则再启动紧急手动开关使转化炉停炉。4.2.2. 原料气压缩机控制联锁78、。4.2.3. 变压吸附单元控制联锁。、加氢单元主要的自动保护联锁项目有：(1) 装置事故紧急泄压联锁系统，即0.7MPa/min 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（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79、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80、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、81、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82、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83、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84、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85、，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86、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87、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88、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+0Cr1889、Ni10Ti，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。机组安装在两90、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91、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（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92、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800/1200/160021800(TL)汽油、油气、H2S2050.82120层浮阀塔盘三加热炉类1反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93、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+ 0Cr18Ni10Ti16MnR, 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94、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BIU600-2.5/2.5-130-6/19-4I 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BES700-2.5-125-6/25-2I 管程稳定汽油2050.83 416MnR换热器B=200壳程粗汽油,H2S1721.06除盐水/分馏塔顶气BIU800-1.6-170-6/25-2I 管程除盐水950.4095、 116MnR换热器B=900 壳程分馏塔顶气,H2S1880.307分馏塔顶后冷器BIU700-1.6-120-6/25-4I 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BIU400-4.0/2.5-55-6/19-2I 管程循环水400.4120RB=150壳程稳定塔顶气,H2S1110.809稳定塔重沸器BJS600-2.5-90-6/25-2I 管程柴油3150.9120RB=450壳程稳定塔底油2050.8510稳定汽油水冷器BES600-2.5-90-6/25-2I 管程循环水400.4120RB=200壳程稳定汽油500.6596、11贫胺液加热器BIU500-2.5-25-3/25-2I 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-23.4/DR-IV反应流出物150max8.0max414422420R, 20#, 30t2分馏塔顶空冷器P9-油气,H2S1470.28423430420R, 20#, 24t3精制柴油空冷器GP92-8-168精制柴油800.65210215220R, 20#, 20t4稳定汽油空冷器GP91.597、-4-61稳定汽油770.725211220R, 20#, 15t加氢精制单元主要设备表 续表4-6-1序号设备名称规格(T.L)介质名称操作条件数量备注MmMPa(G)七容器类1原料油缓冲罐30008400，立式柴油500.21Q235-B, 12t2高压分离器22006500，立式反应流出物507.0120R, 24t3低压分离器28006000，卧式反应流出物500.9120R, 7.5t4循环氢脱硫塔入口分液罐20005000(TL) 立式脱硫前循环氢457.5120R, 22t5新氢压缩机入口分液罐15003000，立式新氢402.4120R, 2.5t6循环氢压缩机入口分液罐16098、03600，立式循环氢457.4120R, 8.5t7分馏塔顶回流罐28007000(TL) 卧式轻烃,汽油, 柴油,水,H2S400.25120R, 6.5t8稳定塔顶回流罐14005000(TL) 卧式塔顶气,H2S400.75120R, 5.5t9贫液缓冲罐16006100(TL) 立式MDEA溶液510.2120R, 5.5t10富液闪蒸罐14005000(TL) 卧式富溶剂,H2S611.2120R, 5t11地下溶剂罐12003000(TL) 卧式废溶剂,H2S60常压120R, 3.5t12硫化剂罐18003500，立式、总长DMDS水常温0.51Q235-B, 2.5t13地下99、污油槽160016001800，方箱式污油40常压1Q235-A, 2t14燃料气分液罐80037338 立式燃料气400.45120R, 0.9t15净化压缩空气罐26005600，立式空气常温0.61Q235-B, 8t16缓蚀剂罐8001956，立式、总长缓蚀剂常温常压1Q235-A, 0.5t17放空罐16006000，卧式油气油1500.031Q235-B, 3t18阻垢剂罐8001956，立式、总长阻垢剂常温常压1Q235-A, 0.5t加氢精制单元主要设备表 续表4-6-1序号机泵名称机泵类型介质名称入口压力温度流量扬程数量轴功率电机功率备注MPa(G)m3n/hMkwkw八机泵100、类1加氢进料泵离心式柴油0.250122145122223904502注水泵往复式脱盐水0.2408108202801103贫液泵离心式贫液0.240364577822102504柴油泵离心式柴油0.33157395105217255分馏塔顶回流泵离心式分馏塔顶油0.34068106112233556稳定塔顶回流泵离心式稳定塔顶油0.75405943235.57污油泵离心式污油常压常温20307519158分馏塔底重沸炉离心式分馏塔底油0.3231530046875255759缓蚀剂泵往复式缓蚀剂常压常温0.0313010.5510地下污油泵离心式污油常压6015206718.51511放空泵101、离心式放空油0.03550303971191512阻垢剂泵往复式阻垢剂常压常温0.0045010.5513气动隔膜泵DMDS0.6常温7.9581 加氢精制单元主要设备表 续表4-6-1流量操作温度操作压力轴功率电机功率数量备注九压缩机类型式介质名称MPa(G)台Nm3/h入口出口入口出口1新氢压缩机往复式新氢15000402.49.422循环氢压缩机往复式循环氢45000507.49.42平台梯子用钢材 28 t保温材料(长丝硅酸铝纤维) 60 m3保护层(0.5mm厚镀锌铁皮) 850 m2防火层材料(SJ-1) 15 m3制氢单元主要工艺设备表 表4-6-2序台操作条件 备 注号 设 备102、 名 称数压力Mpa（表）温度 设 备 规 格 介 质 材质 重量t 备 注一反应器类1绝热加氢反应器13.0738014005500(切线距)原料气15CrMoR9焊后热处理催化剂两床层6.93m32氧化锌脱硫反应器23.0738014007500(切线距)原料气15CrMoR210.5焊后热处理催化剂两床层8.5m33中温变换反应器12.6241918004000(切线距)转化气15CrMoR13焊后热处理中变催化剂两床层8.3m3小 计557二塔 类1酸性水汽提塔1常压104800128316酸性水OCr18Ni95不锈钢填料1.76m3三冷换设备类1转化气蒸汽发生器12.6582010103、00/1300871726/32转化气15CrMoRIncoloy800H（管箱锥段）15CrMo131每根换热管前后各带一个陶瓷套管。管箱部分有衬里。4.4255A=85m2 中心管DN200 壳程水、蒸汽16MnR2锅炉给水第二预热器22.6041911008959 管程中变气15CrMoR9管箱焊后热处理4.5255A=220m2 双壳程 壳程水、蒸汽OCr18Ni916MnR3锅炉给水第一预热器12.5817510005087 管程中变气16MnR+OCr18Ni95管箱焊后热处理4.9160A=90m2 双壳程 壳程水16MnR4除盐水预热器12.561636005000 管程中变气104、16MnR+OCr18Ni94管箱焊后热处理0.4570A=50m2 壳程水20R5中变气水冷却器12.54406008900 管程中变气20R+OCr18Ni94管箱焊后热处理0.4542A=75m2 双壳程 壳程水20R6压缩机循环气10.4542AES400-2.5-15-3/25-4I 管程水101.273冷却器1.01.20B=150 壳程天然气16MnR7开工冷凝器10.4542AES400-2.5-15-3/25-4I 管程水15CrMo1.2731.0380B=150 壳程含氢油气15CrMoR8空冷器42.55140P62-4-56 管程水OCr18Ni93.691风机G-S105、F24W4 0.9681配套电机YB160M4V5(11KW)1构架JP64K/B-24/2X42百叶窗SC622X0.88小 计11四容器类1原料气缓冲罐10.54014003000（切线距）立式焦化干气20R22原料油缓冲罐10.24016003200（切线距）卧式原料油20R33中变气第一分水罐12.6016312002000（切线距）立式中变气、水OCr18Ni924中变气第二分水罐12.5816012002000（切线距）中变气、水OCr18Ni925中变气第三分水罐12.544014002500（切线距）立式中变气、水OCr18Ni926中变气第四分水罐12.54401400250106、0（切线距）立式中变气、水OCr18Ni927中压汽包14.3125515008500（切线距）卧式汽、水16MnR208除氧器及水箱20.03104 45t/h, (全补给水) 汽、水工艺定型9溶解器1常压常温 200升2Na3PO40.510连续排污扩容器10.0511160030308汽、水111定期排污扩容器10.05111120026588汽、水212开工用油气分离罐10.54012003000（切线距）立式焦化干气20R1.8小 计13五加热炉1原料预热炉1380圆筒炉原料气2转化炉1820顶烧转化炉，炉管48根转化气1411214000小计2六压缩机1原料气压缩机23.5110 107、原料气2燃烧空气鼓风机2 空气3烟道气引风机2 烟气4锅炉给水泵25.73104锅炉给水5酸性水塔底泵20.6104酸性水6原料油泵23.840原料油7加药泵15.0104磷酸酸钠溶液小计13七PSA部分主要设备一塔类1吸附塔82.240200011500（切线距）中变气16MnR8x15 内装：活性氧化铝、活性炭 和分子筛 二容器类1顺放气罐10.64022009000氢气20R9.52解吸气缓冲罐20.0540300021000解吸气20R22小计231三其它1液压系统1液压油 合计14第七节 消耗指标I、加氢精制装置（见表3-7-1）表3-7-1 序号名 称单 位数量备 注1循环水t/h108、150连续2新鲜水t/h8间断3除盐水t/h64含硫污水t/h8.55含油污水t/h7间断6生活污水t/h8间断10000VkW2005连续7电380VKW375连续220VKW照明及仪表8燃料气Nm3/h95091.0MPa蒸汽t/h3消防、吹扫、伴热101.0MPa凝结水t/h211净化压缩空气Nm3/h25012非净化压缩空气Nm3/h1300间断13氮气Nm33000开工一次用量15催化剂m370.47一次装入量16瓷球t6.06一次装入量17DMDSt10硫化时用18缓蚀剂t44年用量19阻垢剂t55年用量II、制氢单元1、公用工程消耗（见表3-7-2）表3-7-2序号名称单位数量备109、注1循环水t/h150连续新鲜水t/h3间断2脱盐水t/h21连续3电 10000VKWh/h385连续380VKWh/h210连续 220VKWh/h20照明及仪表4净化化压缩空气Nm3/h200连续5蒸汽3.5Mpat/h6.7外输，连续蒸汽1.0Mpat/h3消防及吹扫凝结水t/h1伴热用6氮气Nm3/h300间断,开工用7燃料气Nm3/h650以焦化干气为准原料气Nm3/h5174以焦化干气为准2、催化剂、吸附剂及化学药剂消耗（见表3-7-3）表3-7-3序号名 称一次装入量 t使用寿命(年)一催化剂1加氢催化剂5.5532脱氯剂1.733ZnO脱硫剂8.524转化催化剂7.535中变110、催化剂113二吸附剂1GL-01H吸附剂4.5152HXBC-15B专用吸附剂93153HX5A-98H分子筛6615三化学药剂1磷酸三钠1t/年第五章 总图、运输、公用工程及辅助生产设施第一节 建厂条件1、工程建设地理位置和概况XXXXXXXXXX公司座落在。，交通十分便利。2、水文地质联合装置所在场地内的地下水主要靠自然降水补给。土层大部分为粘质土组成，故地下水排泄及迳流条件较差。地下水位埋深在1.35-1.4米.地下水对混凝土无浸蚀性.该区亚粘土不液化。3、当地气象条件2.1.气象条件1).气温 年平均气温:12.5 极端最高气温: 39.9 极端最低气温: -20.2 最冷月平均气温:111、 最热月平均气温: 26.6(7月) 最热月平均最高气温: 最冷月平均最低气温: 2).湿度 年平均相对湿度:65 % 月平均最大相对湿度:79 %(8月) 月平均最小相对湿度: 55 %(4月)3).气压月平均最小气压: KPa绝对最高气压: KPa绝对最低气压: KPa夏季平均气压:100.7 KPa4).降雨量 年平均降雨量:549.3 mm 月最大降雨量: mm 日最大降雨量： 209.7mm小时最大降雨量: 十分钟最大降雨量: 最大年降雨量:1120 mm 年最小降雨量: 244.5mm5).雪 月最大降雪量: 最大年降雪量: mm最大积雪厚度为: 150mm6).风 瞬时最大风速（112、地面以上10m处）:29m/s 最大风力:12级 风速度: 34m/s 十分钟平均最大风速（地面以上10m处）: m/sec. 基本风压值 530kpa 年平均风速:3.1 m/sec. 年主导风向: 东南风 具体风向和风频见下表:NNNENEENEE3.944.24.53.4ESESESSESSSW3.43.43.42.72.9SWWSWWWNNNW2.83.43.43.63.7NNW4.7 各高度重现期风压值:530kPa7).最大冻土深度:60cm8).雷电日数 年平均:26.6天 年最大雷电日数:2天9).日照时数:小时,最高日照时数: 小时;最少日照时数: 小时10).地震烈度: 7113、度根据中国地震烈度区划图（1990）的通知，XXXXXXXXXX集团场区地震基本烈度为七度，丙类建（构）筑按七度设防，乙1类建（构）筑按八度采取抗震措施，乙2类建（构）筑按七度设防，但应采用抗震性较好的结构体系，丁类建（构）筑按六度采取抗震措施。第二节 总图1、设计中采用的总图运输标准：石油化工企业设计防火规范 GB50160-92(1999年局部修订)石油化工企业厂区总平面布置设计规范SH3053-93石油化工企业厂区竖向布置设计规范 SHJ13-89石油化工企业厂内道路设计规范 SHJ23-892、总平面布置原则2.1、满足工艺要求，便于生产管理：工艺流程短捷流畅。2.2、切实注意安全：单114、元之间的防护距离应遵守现行的国家和总公司颁布的规范、标准和规定。2.3、尽量利用原厂区场平竖向。2.4、与给排水专业结合，切实保证竖向设计标高、坡度满足污水管线自流排放要求。2.5、采取必要的措施保证场地的稳定。2.6、装置四周设环行消防道路。3、总图位置第三节 运输1、装置的交通运输主要依托炼油厂现有道路，装置北侧利用厂区现有消防道路，本项目则在新建装置的另外三面设置道路，与现有的道路形成环行通道。2、装置的原料及产品均通过管道进出装置3、装置的辅助材料催化剂和吸附剂等固体材料由汽车运至该装置。废催化剂等固体废渣，由汽车运出装置，然后，由制造厂回收或由厂方深埋处理。第四节 公用工程1、排水及115、消防1.1、设计原则a）装置的生产、生活给排水管线、消防水管道依托厂区现有设施。b） 为便于经济管理，在生产、生活给水及循环水进装置管线上设置计量设施。1.2、设计采用的标准规范a. 石油化工企业设计防火规范（GB50160-92）（1999年局部修订）b. 建筑设计防火规范（GBJ16-87）（1997年版）c.室外给水设计规范（GBJ13-86）（1997年版）d.室外排水设计规范（GBJ14-87）（1997年版）e.给排水管道工程施工及验收规范（GB50268-97）1.3、来源装置所用循环冷水由循环水场供给；除盐水由除盐水系统提供；生活用水及其它用水量极少，由新鲜水系统供给。1.4、116、水消防系统由厂区消防水管线上接出，沿装置边界外围布置环状管网，并设置一定数量的SS150-1.6型地上式消火栓及SP-40型消防水炮。消火栓间距不大于60米。1.5、排水系统装置排放的污水有酸性水、含油污水、含盐污水及生活污水。生活污水经化粪池处理后与生产污水一同排入厂区污水管道。酸性水排入厂区酸性水汽提装置处理。2、供电装置供电利用电厂供电系统，然后引至装置新建高低压配电间为装置供电。2.1、区域划分按照国家设计标准GB50058-92有关条款，装置区内属爆炸危险区域2区，2区范围内低于地平面的沟坑和正常采样点附近，划为1区。该区域内所有电气设备均应选用防爆产品，视区域内介质不同，电气设备防117、爆标志为dIICT4或eIIT3的产品。2.2、供电要求及负荷等级2.2.1供电要求：双回路供电2.2.2大部分为一类负荷，小部分为三类负荷配电电压为10kV及0.38/0.22kV.2.3、主要电气设备的选择及敷设方式2.3.1高压配电柜选用KYN-12型，低压配电盘选用GS3型(固定分隔).2.3.2中压电力电缆选用ZR-YJV6/6kV，低压电力电力电缆选用ZR-VV22-1kV，控制电缆选用ZR-KVV-500V.2.3.3电缆均在电缆桥架、电缆沟敷设3、供汽及外输蒸气2.1、装置开工所用3.5MPa蒸汽和1.0MPa蒸汽均由热电厂蒸汽管网提供。2.2、装置正常生产外输的3.5MPa蒸118、汽进入电厂蒸汽管网系统。4、供风装置非净化风、开工用氮气引自厂区系统管网;仪表用风则引自净化风系统。5、厂区公用工程现状5.1、一次水（新鲜水）公司现有深水井8口，储水能力为4500 m3，总取水能力为807 m3/h，现公司生产、生活、消防用水总计为310 m3/h。一次水可完全满足新上装置用水。5.2、循环水公司目前共有三处循环水，分别位于动力车间、聚丙烯车间、热电厂，冷却能力总计为3300m3/h。目前由于装置改造，供水情况已显紧张，2004年上半年在动力车间新建1000m3h凉水塔2台，循环水泵3台，目前已完成施工，可以满足装置改造及新上装置需要。5.3、风公司供风点在动力车间空压站及119、化工原料厂两处，正常生产供风量为120Nm3/h，可满足新上装置用风。5.4、除盐水情况目前公司除盐水（软水）供水点共有动力车间、热电厂两处，制水能力为160 m3/h ， 在保证现有装置正常生产的情况下，可满足新上装置用水。5.5、电与蒸汽目前，公司石化热电厂有35t/h锅炉3台，背压式3000KW发电机组3套，公司热电厂与外网合并。可满足公司新上装置需用电、蒸汽。第五节 辅助生产设施装置所需配套辅助生产设施的分析化验部分依托总厂中心化验室.在原有分析化验设备的基础上,增加相关分析仪器。装置的“三修”部分依托炼油厂原有设施.第六章 节能第一节 节能设计规范 一、设计规范1、中华人民共和国节约120、能源法 2、炼油装置工艺设计技术规范 SH/T 3121-2000 3、石油化工合理利用能源设计导则 SH/T 3003-2000 4、石油化工企业工艺装置管径选择导则 SHJ 35-91 5、石油化工企业生产装置电力设计技术规范 SH3038-2000 6、石油化工设备和管道隔热设计规范 SH3010-2000 7、石油化工设计能量消耗计算方法 SH3110-2001二、能耗范围本装置80万吨/年加氢精制单元的计算能耗为751.436 MJ/t（原料），我国此类装置的能耗范围为564.39MJ/t（原料）1170MJ/t（原料）。本装置15000Nm3/h制氢单元的计算能耗为13765.94121、MJ/1000Nm3H2(含原料)，我国此类装置的能耗范围为12779.31MJ/1000Nm3H2(含原料)16357.46 MJ/1000Nm3H2（含原料）第二节 能耗状况和能耗指标分析一、 能源状况1、 能源状况 本项目为XXXXXXXXXX公司新建项目，坐落在公司新建装置区域内，装置正常生产时所消耗的公用工程均由公司供给，装置正常生产时所外输的各种能源介质均接至公司内部管网，由公司统一调配使用。其各种能源介质条件如下：1).压缩空气（用户界区处） 净化压缩空气压力:0.40.6 MPa(G) 非净压缩空气压力:0.40.6 MPa(G)2).新鲜水 温度: 27 压力:0.4 MPa122、(G) PH值:7.83 总硬度(CaCO3): 297mg/l 总固体: 固溶物:639 mg/l 浑浊度:1 度3).除盐水 温度:20 压力:0.4 MPa(G) PH值:6 碱度: Vmol/L 蒸发残渣:未做 含盐量: mg/l 悬浮物:未做 溶解氧: ug/l C O2 mg/l 总硬度:接近0mol/l 硅酸根:ug/l 电导率: 2 氯离子 1ppm4).电 电压:高压: 10KV,引自城北变电所低压: 0.4KV & 0.22 KV 电压波动范围:高压: 5%,低压: 5% 频率波动范围:500.5 HZ5).蒸汽(出装置) 中压蒸汽: 压力:3.50.3 MPa(abs) 123、温度:45020 低压蒸汽: 压力:1.00.2 MPa(abs) 温度:25030 6).低温热利用 热水供水温度：105；热水回水温度：70；采暖时间：6个月2、 能耗计算(计算方法按SH/T3110-2001规定) 。I、80万吨/年加氢精制单元的能耗见表6-1-1II、15000Nm3/h制氢单元见表6-1-2表6-1-1序消耗量燃料低热值总能耗单位能耗项 目单位耗量小时耗量年耗量或能耗指标104MJ/aMJ/t备 注号单 位数 量单 位数 量单 位数 量单 位数 量123456789101112131循环水t/t1.5t/h150104t/a120MJ/t4.19502.806.28124、52脱盐水t/t0.08t/h6104t/a4.8MJ/t96.3462.245.7783电KWh/t26.5KWh/h2410104KWh/a1928MJ/KWh11.8422827.52285.34441.0MPa蒸汽t/t0.05t/h3104t/a2.4MJ/t31827636.8095.46051.0蒸汽凝结水t/t0.02t/h-2104t/a-1.6MJ/t320.3-512.48-6.4066燃料Nm3/t10.5Nm3/h950104 Nm3/a760MJ/Nm33828880.00361.0007净化压缩空气Nm3/t2.5Nm3/h250104 Nm3/a200MJ/Nm125、31.59318.003.975总 计751.436 17.95104kcal/t表6-1-2序项 目小时耗量能耗指标总能耗综合能耗号单位数量单位数量MJ/hMJ/1000m3nH21焦化干气Nm3/h5174MJ/Nm3381966122燃料气Nm3/h650MJ/Nm338247003循环冷水t/h150MJ/t4.19628.54电KW605MJ/KW.h11.847163.253.5MPa蒸汽(外输)t/h-6.7MJ/t3684-24682.86凝结水t/h-1MJ/t320.3-320.37除盐水t/h21.5MJ/t96.32070.458净化压缩空气Nm3/h200MJ/Nm3126、1.59318206489.19制氢装置综合能耗MJ/1000Nm3H213765.94二、 能耗分析加氢装置是高温、高压、临氢操作，对进料和氢气油加热升温和升压的要求，消耗大量的燃料和动力，因此加氢装置是炼油厂中能耗较大的装置之一。据统计，在我国炼油厂几大主要装置的总能耗中，加氢装置的能耗占将近30。可见降低加氢装置的能耗是改善炼油经济性的重要环节。由于催化剂的不断推陈出新，加氢装置的反应苛刻度也在不断下降，装置所需要的能耗也在随着降低。但各装置的能耗仍是不平衡的，以近年的能耗统计为例，对柴油加氢装置来说，能耗最高值为1170MJ/t（原料），最低值为564.39MJ/t（原料），说明各装置127、的差别还是很大的。加氢装置主要包括加氢反应、油品分馏和氢气高压压缩等过程，装置用能有如下特点：1、 总输入能多。加氢装置反应压力高，温度300405，其进料和氢气的升温升压均需要提供大量能量，此外，为保持一定的氢分压，除补充定量的新氢外，还需要大量的循环氢以及冷氢量，这些气量也需要循环氢压缩机提供大量的动力，循环氢量越大，能耗越高。本装置根据现国内新型催化剂的特点，将反应压力定位8.6MPa(G)，反应温度为300405，氢油比按500：1设计，这些方面均为装置降低能耗奠定了坚实的基础。2、 新氢纯度高。加氢反应过程一般包括脱硫、脱氮、烯烃饱和、芳烃饱和等反应，所有反应均耗氢，苛刻度大，氢耗大128、。新氢纯度的高度直接影响反应所需要的压力以及补充的新氢量，氢耗大，补充氢压缩机的能耗也相应增高。本装置补充氢采用经PSA提纯后的氢气，纯度高达99.9%(V)，大大降低了补充的氢量和反应系统的操作压力，比用重整氢气作为氢源的装置能耗大为降低。3、 本装置计算能耗：751.436MJ/t。其中电耗指标285.344MJ/t，燃料消耗361.0MJ/t。由于采用了先进的流程设计技术和综合的节能降耗措施，使能耗指标在国内处于领先水平。制氢装置计算能耗：13765.94MJ/1000Nm3H2。能耗指标在国内处于领先水平。第三节 节能措施和节能效果分析一、节能措施I、80万吨/年加氢精制单元单元节能措129、施如下：1、采用优化的工艺流程。如采用炉前混氢技术，提高换热的传热效率，减少换热设备，降低系统压降。2、采用新型催化剂。选用国产新一代加氢处理催化剂RN-10，可在较高的空速、较低的反应温度、反应压力和较低的氢油比的条件下操作。3、设置阻垢剂系统。对于加氢装置而言，高压换热器的换热效果直接决定了装置所需的燃料气量。换热效果差，不仅使得加热炉的负荷增大，而且还会增加原料油泵出口的扬程，增加电的消耗。本装置设置了阻垢剂系统，可以有效的缓解高压换热器的结垢，保证换热器的换热效果。可以最大限度的回收反应流出物热量。4、充分回收各产品物流热量，用反应流出物的高温热去预热进料和循环氢，减少装置的燃料耗量，130、同时使产品进空冷温度尽量低，降低空冷的负荷。5、采用新型高效机泵，提高能量转换效率。6、设备及管道布置尽量紧凑合理，从而减少散热损失和压力损失。7、加强设备及管道保温，从而减少散热损失。II、15000Nm3/h制氢单元单元节能措施如下：1、优化装置设计，合理选择工艺参数，采用较高的转化出口温度，增加转化深度，提高单位原料的产氢率，从而降低原料消耗和装置能耗。2、选用较低的水碳比，进一步降低转化炉的燃料消耗。3、优化换热流程，合理利用余热能位，提高有效能效率。利用转化炉烟道气高温位余热预热原料气，利用烟道气和转化气的高温位余热发生3.5MPa中压蒸汽。所产蒸汽一部分作为工艺用汽，多余部分外输至131、电厂。利用中变气高温位余热预热锅炉给水，以增加中压蒸汽产量。利用烟道气低温位余热预热燃烧空气，以降低转化炉的燃料用量。在维持合理传热温差的前提下，降低排烟温度，提高转化炉、原料预热炉的热效率，以降低燃料消耗。采用型管双壳程换热器，加深换热深度，提高热效率。4、回收工艺冷凝水，减少装置除氧水用量。在变换气冷却过程中将产生大量的冷凝水，这部分冷凝水如直接排放，将会污染环境或增加污水处理场负担。本设计将工艺冷凝液经汽提塔汽提后直接进入装置的除氧水系统，除氧后作为锅炉给水。这样既保护了环境，又减少了脱盐水用量。5、采用PSA净化工艺，简化了制氢流程，提高了氢气质量，降低了单元能耗。二、节能效果分析我国132、是一个能源消耗大国，特别是在加入WTO以后，由于经济的快速发展，原有的能源供应量已经逐渐不能满足社会发展的需要，现在在我国大部分地区均已呈现出能源紧张的趋势。资源的短缺、特别是能源的短缺，已成为制约我国国民经济快速发展的瓶颈，党和国家已充分认识到这个问题的严重性，党的十六届五中全会确定的二大指标之一就是能源消耗指标：单位GDP能源消耗降低20%；三个建设目标之一：就是建设资源节约型、环境建设友好型社会。炼油工业，是能源消耗的重点行业之一，在建设节约型社会活动中起着举足轻重的作用，因此，在建设节约型社会活动中，炼油工业要勇挑重担，从自己做起，优化工艺流程，降低装置的能源消耗。对于本项目来说，加氢133、装置采用了国内新型的催化剂，使得工艺操作的条件苛刻度大为减低，采用此种新型催化剂，可以使得装置的能耗维持在820MJ/t（原料）以下，奠定了装置低能耗的基础。在正常的生产操作中，加氢精制装置的能耗损失主要表现在加热炉效率低、换热设备的传热性能下降、高级能蒸汽使用不当等几个方面。在本装置中，加热炉采用了炉前混氢技术，最大限度的避免了炉管的结焦，同时降低了加热炉的负荷，本装置的加热炉正常负荷约为15.8MW。同时设计了用高温位的烟气余热去预热燃烧空气，将进入加热炉的空气加热至260，可使燃料气的消耗降低510，同时由于强制通风的存在，加热炉的效率可以达到90。对于加氢精制装置的换热系统，本装置设计134、阻垢剂系统，在加氢装置中，原料油进反应器之前的80的热量均是通过高压换热器换热得到，其余不足部分的热量由加热炉供给。当换热器结垢严重、换热效率大幅下降后，即使加热炉满负荷运转，也难以达到反应所需的温度，此时只有降低装置的处理量来保证产品质量，甚至不得不停工处理，换热器的结垢将成为装置稳定运行的一个瓶颈。而阻垢剂系统的设立，不改变装置的流程，不影响正常操作，加注灵活，投资少，是解决换热器结垢的非常好的一项措施。在XXXX一大型炼油厂加氢装置中，在不加入阻垢剂的几个月时间里，换热器结垢严重，换热系数下降过快，不得不停工处理，后设置了阻垢剂系统后，在2003年4月至2005年4月两年时间内，换热器的135、换热系数基本保持在921989KJ/(m2*h)，和开工初期基本一致。对于加氢精制装置，有大量的低品味热能，本装置对以上热能进行尽可能的回收，装置总体能耗降低815。对于制氢单元而言，转化炉采用了较高的出口温度840，虽然较高的出口温度需要消耗更多的燃料气，但较高的温度可以增大氢气的转化率，据不完全统计，转化炉出口温度每增加5，氢气转化率将升高约2，从而可以减少原料的消耗，降低整个装置的耗能水平，本装置转化炉的出口设计温度为840，可比在820操作时能耗降低58。同时转化炉采用强制对流通风，高温位的烟气不仅用来发生蒸汽、加热原料，而且用来余热燃烧用的空气，将其加热至260左右，此项可减少燃料消136、耗510。同时发生的3.5Mpa(G)蒸汽可以并入工厂蒸汽管网作为加氢等装置汽轮机的动力，此部分高温位烟气余热的能量占装置余热量的40左右，对装置的节能起到举足轻重的作用。此外大量的低热值的PSA尾气作为燃料气进入转化炉，大大降低了燃料气的用量，据计算，回收PSA尾气时，装置的燃料消耗1600Nm3/h，不回收时，装置的燃料气耗量为2650Nm3/h，减少了1050 Nm3/h。同时装置采用较低的水碳比操作，可以减少转化炉的负荷，降低装置的能耗。通过以上分析可知，本加氢装置和制氢装置的能耗都维持在一个较低的水平，处于国内先进行列。但同时，在装置的生产过程中，装置的突发事故和开停工对能耗都有较大137、的影响，因此抓好安全生产、避免因意外事故开停工也是一个不可忽视的因素。目前由于国际油价的不断走高，能源问题已经成为一个世界性的问题，降低能源消耗，不仅符合企业的切身利益，而且符合国家的能源政策，给社会带来效益。第七章 环境保护 第一节 设计依据和设计原则1、 设计依据设计采用的环保标准应以国家标准和地方标准为依据，对该装置而言，主要执行下列标准：1.1、污染物排放标准、制订地方大气污染物排放标准的技术方法 GB/T 1320191、工业炉窑大气污染物排放标准 GB90781996、大气污染物综合排放标准 GB162971996 、污水综合排放标准 GB89781996、恶臭污染物排放标准 GB138、14554931.2、环境质量标准、大气环境质量标准 GB309582 二级标准(居民区)、地面水环境质量标准 GB383888 、工业企业厂界噪声标准 GB1234890 、城市区域环境噪声标准 GB309693 1.3、设计标准、建设项目环境保护设计规定 (87)国环字第002号、工业企业设计卫生标准TJ3679、石油化工企业环境保护设计规范SH302495、工业企业噪声控制设计规范 GBJ87-85、炼油厂卫生防护距离标准GB8195-872、 设计原则2.1、选择工艺过程简单可靠的工艺技术，尽量降低“三废”排量。2.2、严格按照国家及地方各项标准、规范进行工程设计。2.3、确保施工质量139、，避免投产后产生事故对环境造成污染。2.4、对有可能造成重大环境污染的单元过程及设备，采取特殊监理。 第二节 生产过程中主要污染源及污染物 装置的主要污染源及污染物如下：1、废气排放（见表7-2-1） 表6-2-1序 号排 放 点排放 气排放量排放浓度(mg/m3)排放高度排放排放去向类型Nm3n/h二氧化硫氮氧化物m方式加热炉烟气50006.48027连续直排大气转化炉烟气597001.38050连续直排大气酸性水汽提塔水汽500CO220连续直排大气4安全阀可燃气体间断至火炬 2 、废水排放（见表7-2-2） 表7-2-2 序号废水类别排放量(t/h)污 染 物排放规律排放去向含盐污水2含140、Na3PO4等连续送厂污水处理系统含油污水7含油300ppm，COD500ppm连续送厂污水处理系统生活污水11含微量油间断送厂污水处理系统编废 水排水量废水水质(mg/l)号类 别(t/h)PH值油硫CODCr氨1含硫含氨污水8.57103004000020000200003、固体废物排放（见表7-2-3） 表7-2-3 废渣类别排放量，t组成处理方法备注加氢催化剂5.55Co.Mo回收或深埋每3年一次脱氯剂1.7o深埋每3年一次氧化锌脱硫剂8.5ZnO深埋每2年一次转化催化剂7.5NiO回收或深埋每3年一次中变催化剂11Fe2O3.Cr2O3深埋每3年一次加氢精制催化剂82回收或深埋每6年141、一次GL-01H吸附剂4.5深埋每15年一次HXBC-15B专用吸附剂93深埋每15年一次HX5A-98H分子筛66深埋每15年一次 第三节 治理措施及预期效果根据国家环保局颁发的建设项目环境保护管理办法等法规，在发展生产的同时保护好人类赖以生存的环境，在设计中主要采取了以下措施和控制方案：1、治理措施采用无污染或少污染的清洁工艺，压缩污染源，减少“三废”排放量。该装置为油品加氢装置，通过加氢的手段将原料中的硫、氮等物质分离出来，再经气体脱硫、酸性水汽提、硫磺回收等工艺对硫、氮进行回收，既回收了资源，又可生产出清洁的产品。1.1、废气治理加热炉烟气：为燃料燃烧过程中产生的燃烧废气，经充分回收能142、量后由烟囱高空排放。排放高度满足国家有关规定。加热炉燃料全部采用含硫较低脱硫燃料气以减少燃烧产生的SO2量 制氢单元酸性水汽提塔采用蒸气汽提，水汽高点放空(主要含CO2)。 装置开工及事故状态下由安全阀排放的可燃气体均密闭排入火炬系统。可防止开停工或事故状态大量烃类气体排入大气环境，减少烃类对环境的影响。1.2、废水治理合理划分供排水系统，污水系统的划分严格执行清污分流、污污分流的原则，将污水划分为含硫含氨污水、含油污水、生活污水和清净废水等系统。所有管线、设备、采样等排放的废油，都由漏斗排至地下污油回收槽，回收的污油再排出装置到工厂污油罐。制氢单元中轻烃水蒸汽转化法制氢工艺过程中，要分出大量143、的酸性冷凝水，如直接排放，势必污染环境。本设计设酸性水汽提塔，处理这部分污水，经处理后的酸性水直接进入除氧器，除氧后作为锅炉给水回用。既保护了环境，又节省了脱盐水量，降低了装置能耗。 装置的地面冲洗水、初期污染雨水等污水排至厂区生产污水厂，后期雨水排入清净废水系统，以减轻工厂污水处理的负荷。 装置的含油，含盐污水等污水排入炼厂生产废水管网，与其它车间排放的废水一起进入厂内污水预处理场，经隔油、浮选预处理，再排入污水处理场进行处理， 含硫含氨废水:主要来自加氢精制单元反应部分的高、低压分离器和分馏部分的柴油汽提塔顶回流罐，含有较高的硫化氢和氨，送至全厂酸性水汽提装置进行处理，以回收硫化氢和氨。1144、.3、噪声治理由于装置没有大型回转设备，噪声污染并不严重，为了进一步降低噪声，采取如下措施： 选用低转速调角型空冷风机； 选用低噪声YB系列电机； 蒸气放空点设置消音器； 转化炉、预热炉选用低噪声烧嘴； 压缩机操作间设隔音设施；1.4、固体废物治理装置只有在停工检修时，才更换出废催化剂，废催化剂送至废催化剂回收工厂或深埋作无害化处理。1.5、绿化根据设计规范的要求，依托炼油厂原有的绿化机构，进行必要的绿化。2、预期效果该装置的设计采取先进的工艺技术方案，同时采取一系列可靠的防护措施。对各类污染物进行相应的治理，使影响环境的因素从工艺技术方案开始，至采取相应的技术措施后，使环境得到根本的保护。因145、此，本装置建成投产后，对环境不会产生不良的影响。3、环境管理与环境检测由于该装置建设依托现有企业。因此，本装置不设专门的环保管理人员，其环境监测和环境管理工作也由公司统一管理。第八章 职业安全卫生 第一节 设计依据1、国家、地方政府和主管部门的有关规定1.1、中华人民共和国劳动部劳字（1988）48号文：颁发关于生产性建设工程项目职业安全卫生监察的暂行规定的通知。1.2、中华人民共和国劳动部劳锅字（1990）8号文：关于颁发压力容器安全技术监察规程的通知。1.3、中华人民共和国消防条例。1.4、XXXX总公司关于颁发安全生产人员禁令和规定的通知。1.5、XXXX总公司XXXX（84）生字9号文146、：关于颁发石油化工企业液化气瓦斯安全规定的通知。2、采用的主要技术规范、规程及标准2.1、生产过程安全卫生要求总则GB12801-912.2、劳动部关于生产性建设工程项目职业安全卫生监察的暂行规定。2.3、XXXX总公司安全生产人员禁令和规定2.4、炼油厂卫生防护距离标准GB8195-872.5、XXXX总公司建设项目环境保护管理办法实施细则。2.6、职业性接触有毒物危害程度分级GB5044-852.7、石油化工企业设计防火规范GB50160-92（1999年局部修订）2.8、建筑设计防火规范（1997年版）GBJ16-872.9、爆炸和火灾危险环境电力装置设计规程GB50058-922.10147、电气设备安全设计导则GB4064-832.11、工业与民用电力装置接地设计规范（试行）GBJ65-832.12、建筑灭火器配置设计规范（1997年版）GBJ140-902.13、石油化工企业可燃气体检测报警设计规范SH3063-942.14、工业企业噪声控制设计规范GBJ87-852.15、生产设备安全卫生设计总则GB5083-852.16、钢制压力容器GB150-19982.17、劳动部压力容器安全技术监察规程2.18、石油化工钢制压力容器SH3074-952.19、建筑抗震设计规范GBJ11-892.20、工业企业采光设计标准GB50033-912.21、工业企业照明设计标准GB5003148、4-922.22、XXXX总公司石油化工企业液化气及瓦斯安全规定2.23、石油化工企业厂区总平面布置设计规范SH3053-93第二节 生产过程中职业危险因素分析1、生产过程中具有燃烧和爆炸危险物的性质新建装置所用原料、中间产品、产品多为易燃、易爆物质，装置火灾危险性为甲类。各物料在加工过程中处于高温、中压环境中，当环境温度超过其自燃点时，发生泄漏就可能引发火灾。因此，在设计中充分考虑了物料的火灾危险性 。该项目的生产操作介质为柴油、汽油、焦化干气、氢气和含烃气体，这些气体都属于爆炸性液体或气体，混合气体爆炸极限含氧量为4%，根据爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范（GB50058-92）的规定，149、该装置属爆炸和火灾危险环境区。其性质见表8-2-1 表8-2-1特 性物料名称性 质爆炸极限(%)闪 点（）燃 点（）火灾危险性类 别上限下限焦化干气易燃易爆气体甲A氢气易燃易爆气体74.24.1510甲A解吸气易燃易爆气体甲A原料催化柴油易燃易爆液体60120乙A原料焦化柴油易燃易爆液体乙A原料焦化汽油易燃易爆液体甲B产品柴油易燃易爆液体乙A产品汽油易燃易爆液体甲B2、生产介质的危害该装置生产过程中对人体健康产生危害的物质主要有氢气、甲烷、乙烷、乙烯等，这些物质的性质如下：a) 氢气（H2）：氢气为无色、无臭、无味、无毒、易燃易爆的气体；在空气中的自然点510，爆炸极限为4.174.2%。b150、) 甲烷（CH4）：甲烷为无色、无臭的气体，比重0.55，分子量16.03，沸点-161.58（760mmHg）,甲烷与空气混合达5.815%浓度遇火就会爆炸，甲烷浓度达2530%以上就会使人缺氧导致呼吸困难。c) 乙烯（C2H4）：乙烯为无色气体，有特殊的香味。比重0.61，分子量28.05，沸点-104，爆炸极限为2.7036%，乙烯与空气混合物在接触任何火源时都可燃烧。在空气中，乙烯是一种窒息剂，浓度为50%而氧含量低于11%，能使人昏迷，更低则使人死亡。d) 其它：乙烷、丙烷、丙烯等与烃类气体均为易燃、易爆、无毒气体，浓度高时都使人因缺氧而导致呼吸困难。e) 柴油：无色、易燃易爆液体。151、f) 硫化氢：危害程度分级II，属于神经性毒物，对呼吸道和眼有明显刺激作，低浓度时刺激作用明显，高浓度时，表现为中枢神经系统症状，严重时可引起死亡。3、主要生产岗位危险因素分析该装置处理的物料分为易燃、易爆介质。主要生产岗位危险因素分析见表8-2-2。主要生产岗位危险因素分析 表8-2-2序号 场所或设备 危险性 反应器 高温、高压、着火、爆炸 加热炉 高温、高压、噪声 泵 噪声 催化剂等装填 粉尘 装置区 着火、爆炸 压缩机 爆炸 噪声第三节 防范措施及预期效果1、防范措施1.1、工艺1）、采用先进可靠的工艺技术和合理的工艺流程。2）、设置安全阀和连锁自保系统，保证事故状态下的人身安全和设备152、安全。3）、可燃气体的排放，进入密闭火炬系统。4）、加热炉的燃料气管线上设置阻火器，防止回火发生事故，炉内设长明灯，为防治火嘴突然灭火后再点火时发生爆炸。5）、选用低噪声设备，对噪声较高的声源采取消声降噪措施。6）、提高装置自动化控制水平，以提高生产运行的可靠性。1.2、仪表及自动控制工程1）、在装置内需要的地方，设置可燃气体报警仪。2）、选用本质安全型防爆仪表3）、设置完善的操作参数越限报警系统。4）、设置必要的联锁自动保护系统。1.3 、装置平面位置及总图竖向工程1）、平面布置按石油化工企业设计防火规范安排。2）、装置平面布置遵守有关防火、防爆安全规范。针对制氢装置特点，按流程式集中布置，153、以利安全操作。3）、加热炉布置在全年最小风频的下风向。4）、建筑物间距离，符合防火及通风、采光有关规定。5）、装置内设置检修及消防通道。保证消防车和急救车能顺利通往可能出现事故的地方。6）、设有绿化地区和绿化带。1.4、电气、电信工程1）、在设计中遵守爆炸和火灾危险环境电力装置设计规程2）、为方便检修，电缆设桥架敷设。3）、电力线路采用阻燃铠装电缆。4）、设防爆检修动力箱，供停工时检修用电。5）、装置内所有为保障安全生产需要照明的场所均设置照明器具，局部重要的操作通道及操作点设应急照明灯。6）、装置设工作接地、保护接地、及防雷防静电接地设施，并附合有关规定。7）、装置内设防爆对讲电话以及火灾报154、警装置，以便发生火灾时及时报警。1.5、工艺设备工程1）、严格按有关标准、规范、规定进行设备的工程设计、制造和检验，包括:钢制压力容器GB150-1998钢制管壳式换热器GB151-89（第1，第2号修改单）压力容器安全技术监察规程等。2）、对有可能产生超温、超压的设备，设置安全泄压系统或联锁保护系统。3）、设备基座均设防火保护措施。4）、设备的保温、保冷措施，充分考虑了安全卫生的需要。1.6、工艺配管工程1）装置各部分均设有固定的消防蒸汽管线和足够的软管站，使可能出现的泄漏点均在消防蒸汽软管范围之内。2）按标准、规范规定选用管道、管件、法兰、垫片、阀门。3）对安装管道采取必要的保温、保冷措施155、。该措施充分考虑到：（1）工艺过程的需要。（2）减少散热或冷量散失的需要（3）保证操作人员安全、改善劳动条件的需要。例如，防烫保温。4）、保温工艺管道安全的措施（1）热补偿安全（2）适应高温、高压及腐蚀介质管道材质。（3）防泄漏措施。1.7、土建工程1）、建筑物、构筑物的设计遵守有关防火、防爆的技术规定及建筑抗震设计规范GBJ11-89。2）、框架和管架4米标高以下，均涂防火层。1.8、其它措施1）、设置移动式小型灭火设备。包括推车式泡沫灭火器，手提式干粗灭火器以及移动式泡沫箱。2）、根据工作场所特点和防护要求，按有关规定提供个体防护用品。3）、按GB2894规定，在易发事故区域设置安全标志。156、4）、按GB2893规定，在建、构筑物或设备上涂安全警示色。5）、生产场所、工作场所的紧急通道和出入口，设置醒目标志。6）、按标准、规范的规定，对设备和工艺管道涂识别色。2、预期效果该项目生产装置虽属甲A类生产装置，工作介质多为易燃、易爆介质，但生产操作中均在密闭的管道和设备中，加上采用先进控制监测报警与自然通风、强制通风相结合的措施，可有效地消除装置内易燃、易爆物质的危险性以及对职工健康伤害的可能性。装置的平面布置设计是严格执行有关规定设计的，并配备有足够的消防和监测手段，只要操作人员严格执行操作规程和防火规定，加强设备循检和维护，可以保证安全生产。因此，采取上述消除和减少危害的八类措施后，157、预期装置可符合中华人民共和国劳动部关于生产性建设工程项目职业安全卫生监察的暂行规定（劳字198848号文）和生产过程安全卫生要求总则(GB12801-91)的要求 第九章 项目组织及定员 本装置定员包括生产人员和管理人员。辅助人员由厂方统一考虑。定员编制执行XXXX标准SHRS001-1998，按内操和外操设置，采用四班制，见表9-1-1表8-1-1序岗位名称操作班数操 作定 员管理人员备注号人/班合计1班长4142内操43123外操44164管理人员55合计637第十章 项目实施计划 1、项目实施计划见表10-1-1表10-1-1序 号规划时间工 作 内 容120xx年6月可研及评估220x158、x年6月第二年6月工程设计3第二年2月第二年12月工程施工及建设4第二年12月30日投产 第十一章 投资估算及资金筹措第一节 建设投资估算一、主要依据文件1、XXXX1997咨字348号文“关于印发XXXXXXXXXX总公司石油化工项目可行性研究报告编制规定(1997年版)的通知”，及XXXXXXXXXX集团公司项目可行性研究技术经济参数与数据2001。2、 XXXX2000建字XXX号文“关于批准发布石油化工安装工程概算指标(修订版)、石油化工工程建设设计概算编制办法(修订版)、石油化工工程建设引进工程概算编制办法(2000年版)和石油化工工程建设费用定额的通知”。3、XXXX建字247号文159、“关于印发石油化工安装工程费用定额的通知”。二、投资估算范围可行性研究报告建设投资估算范围包括15000Nm3/h制氢装置和80万吨/年柴油加氢精制装置界区内工程的固定资产投资、无形资产投资、递延资产投资和预备费。相应的系统配套工程依托该厂现有设施。本装置在原厂内建设，不需新征土地。三、建设投资估算办法、固定资产投资固定资产投资包括工程费用和固定资产其他费用两部分。1、工程费用：按工程量法及相关系数法进行估算。根据本装置的静止设备、机械设备、工业炉、电气仪表设备等主要设备材料的实物工程量、以及现行的市场价格估算其设备费和主要材料费，并根据其主要的建筑安装工程内容和相应的综合估(概)算指标（或采160、用相关系数法）等估算建筑工程费及安装工程费等。设备运杂费为7%，材料运杂费为5.5% 。所需引进的设备材料按在国内用人民币购买考虑。2、固定资产其他费用包括建设单位管理费、临时设施费、工程建设监理费、前期工作咨询费、工程勘察费、工程设计费、锅炉及压力容器检验费等。、 建设单位管理费：根据XXXX2000建字X号文有关规定估算。、临时设施费：根据XXXX2000建字X号文有关规定估算。、工程建设监理费：参照国家物价局、建设部1992价费字479号“关于发布工程建设监理费有关规定的通知”计算。、前期工作咨询费：根据国家发展计划委员会计价格19991283号文“国家计委关于印发建设项目前期工作咨询收161、费暂行规定的通知”估算。、工程勘察费和工程设计费：参考同类项目有关资料估算工程勘察费。根据国家物价局、建设部1992价费字375号文“关于发布工程勘察和工程设计收费标准的通知”等有关规定，减按工程费的3%估算工程设计费。、锅炉及压力容器检验费是根据XXXX2000建字X号文有关规定分别估算的。、本装置投资估算未估列施工机构迁移费及工程保险费等。、无形资产投资专有技术及使用费按50万元估列。、递延资产投资包括生产准备费和办公及生活家具购置费，根据设计定员和4600元/人估算。、预备费1、基本预备费：按照固定资产投资、无形资产投资和递延资产投资之和的2%估算。2、价差预备费：根据XXXX1999建162、字29号文“关于基本建设投资中暂停计列价差预备费有关问题的通知”精神，暂不计列价差预备费。建设投资估算详见表11-1-1。表11-1-1 建设投资估算表 单位:万元序号工程或费用名称设备 安装建筑其他合计其中投资备注购置工程工程外汇比例(%)建设投资14531863112511369.22257821001固定资产投资14531863112517982521192.241.1工程费用145318631125102441386.82加氢精制装置10095438068701516260.44总图竖向39390.21建筑物5355351.25构筑物5001136132.21静止设备465098656163、3620.28机械设备2523128265111.44工业炉747588323.61工艺管道103210324.83电气及电信852042891.55自控仪表134575621017.38采暖通风94130.07给排水2712390.21催化剂及化学药剂138213827.41制氢装置44364251564925126.37建构筑物5645640.89静止设备16569817544.86机械设备567315981.73工业炉103242125245.95工艺管道9769764.21电气及电信1969880.47自控仪表120165618575.95催化剂及化学药剂8908902.311.2固定164、资产其他费7987985.42建设单位管理费1521521.96临时设施费45450.24工程建设监理费40400.21前期工作咨询费35350.19工程勘察费30300.16工程设计费4864862.6锅炉及压力容器检验费10100.052无形资产投资50500.272.1专有技术及使用费50500.273递延资产投资17170.094预备费504.22504.227.414.1基本预备费504.22504.227.41第二节 总投资估算及资金筹措一、本项目建设投资为25782万元,其中9000万元为自有资金，16782万元为银行借款，借款年利率为5.76,建设期利息为726万元。二、由于本165、项目的建设不影响全厂的原油加工量和产品总量，因此本项目暂不考虑流动资金。三、建设期按1.5年考虑。四、本项目总投资为建设投资与建设期借款利息之和。总投资估算为26508万元。详见表11-2-1。 投资计划与资金筹措表表11-2-1 单位：万元序号项目名称合计121总投资2650815777107311.1建设投资2578215470103121.2建设期利息7263074191.3流动资金0002资金筹措193637619117442.1自有资金900058003200其中：流动资金0002.2借款1750899777531长期借款1750899777531建设投资借款167829670711166、2建设投资借款利息726307419流动资金借款000第十二章 财务评价本项目经济评价的编制执行XXXXXXXXXX集团公司石油化工项目可行性研究报告编制规定（一九九七年版）关于新建项目经济评价有关规定，测算装置本体的经济效益。第一节 总成本费用估算一、总成本费用估算依据本项目根据XXXXXXXXXX总公司石油化工项目可行性研究报告编制规定（一九九七年版）和工业企业财务制度划分成本项目并进行成本费用估算。1、总成本费用估算的主要参数（1）本项目生产期15年，各年生产负荷均为100%。（2）原料价格：按建设单位提供的现行价格计算。干气 1500元/吨催化柴油 5120元/吨焦化柴油 5120元/167、吨焦化汽油 5120元/吨（3）燃料动力价格：参照厂方提供的价格（含税）确定循环水0.30 元/吨蒸汽1.0Mpa80 元/吨蒸汽3.5Mpa110 元/吨电0.50 元/度除盐水5.00 元/吨燃料气1000 元/吨净化风0.10 元/标立（4）本项目装置定员37人，工资及附加费按15000元/年.人考虑。（5）固定资产折旧年限为10年，残值率取4%，折旧费和修理费分别为固定资产原值的9.6%和4%。（6）无形资产投资按10年平均摊销，递延资产投资按5年平均摊销，计入管理费用中。（7）其他制造费用和其他管理费用根据新建装置定员分别按8000元/人.年和24000元/人.年计算。（8）销售费用168、按销售收入的0.5%估算。二、总成本费用估算根据上述主要参数及工艺设计所确定的原材料、辅助材料及燃料动力消耗增量估算成本费用。详见以下各表。总成本估算表表12-1-1 单位：万元单位：万元序合生 产 期号项 目 计第 2年第 3年第 4年第 5年第 6年第 7年第 8年第 9年第10年第11年第12年第13年第14年第15年第16年第17年1. 1外购原料82534402662405324805324805324805324805324805324805324805324805324805324805324805324805324805324805324802. 1外购燃料、动力4473314169、432886288628862886288628862886288628862886288628862886288628862. 2催化剂及化学药品2480801601601601601601601601601601601601601601601603工资及福利费868285656565656565656565656565656564修理费159965161032103210321032103210321032103210321032103210321032103210325折旧费24611774.32538.52538.52538.52538.52538.52538.52538.52538.170、52538.5990000006摊销费及维简费6588888555550000007. 1其他制造费用465153030303030303030303030303030307. 2其他管理费用1395459090909090909090909090909090907. 3其他销售费用4470214422884288428842884288428842884288428842884288428842884288428848利息支出1766418.6869.7453.824.20000000000009总成本费用8390521271010543034542618542189542165542162171、542162542162542162542162540608539618539618539618539618539618其中:固定成本881022828.36638.56638.56638.56638.56635.56635.56635.56635.56635.5508240924092409240924092 可变成本830241926818253639653598053555053552653552653552653552653552653552653552653552653552653552653552653552610经营成本836407926980953961853961853961172、8539618539618539618539618539618539618539618539618539618539618539618539618 单位：万元第二节 财务评价一、销售收入估算按建设单位提供的现行价格计算。（含税价）。精制柴油 5700元/吨汽油 5500元/吨干气 1500元/吨二、流转税及附加估算 1、本项目产品和原料的增值税税率除蒸汽为13%外，其他均为17%，进项税额计算基础包括辅助材料、燃料动力及修理费中的材料费。 2、根据中华人民共和国消费税暂行条例，本项目消费税汽油277.6元/吨、柴油为117.6元/吨。 3、城市维护建设税和教育费附加分别按流转税的7%和3%计算173、。三、损益计算企业所得税税率33%。根据工业企业财务规定，公积金和公益金分别按所得税后利润的10%和5%提取。四、借款偿还平衡计算本项目按最大偿还能力偿还建设投资借款本金，利息计入生产期成本，偿还借款的资金来源包括固定资产折旧费、无形资产和递延资产摊销费及未分配利润。本项目建设投资借款偿还期4.53年。五、现金流量计算本项目建设期1.5年，生产期15年，财务基准收益率为12%。财务现金流量表见表12-2-4。借 款 还 本 付 息 表表12-2-1 单位：万元单位：万元序建设期生 产 期号 项 目 第 1年第 2年第 3年第 4年第 5年. . .第17年银行贷款1.1年初本息累计10977.174、315099.178784201.2本年借款1067071121.3本年应计息307.3837.1869.7453.824.21.4本年还本付息3827.38090.97911.8444.1其中：还本3408.77221.17458420 付息418.6869.7453.824.21.5年末本息余额10977.315099.178784202资金来源3408.77221.174587702.72.1当年可用于还本的未分配利润2626.54674.64911.55156.12.2当年可用于还本的折旧及摊销782.32546.52546.52546.52.3以前年度结余可用于还本资金2.4用于还本175、的短期借款2.5可用于还本的其他资金3资金运用3408.77221.174584203.1用于更新改造投资3.2用于还贷3408.77221.17458420其中: 短期借款本金偿还4本年结余资金7282.7银行贷款的偿还期为 4.05 年投 资 计 划 与 资 金 筹 措 计 算 表表12-2-2 单位：万元单位：万元合建设期生 产 期 项 目 计第 1年第 2年第 3年. . .第17年总 资 金2650815777107310. . .0建 设 投 资2578215470103120. . .0固定资产投资方向调节税0000. . .0建 设 期 利 息726307.3418.60. .176、 .0流 动 资 金0000. . .0资 金 筹 措2650815777107310. . .0自 有 资 金8000480032000. . .0其中：用于支付建设期利息0000. . .0资 本 金8000480032000. . .0自有流动资金及资本溢价0000. . .0借 款1850810977.37530.60. . .0长 期 借 款1850810977.37530.60. . .0其中: 借 款 本 金177821067071120. . .0流 动 资 金 借 款0000. . .0赠 款(拨款 或 补助)0000. . .0损 益 和利润分配表表12-2-3 单位：万元177、序合生 产 期号 项 目 计第 2年第 3年第 4年第 5年第 6年第 7年第 8年第 9年第10年第11年第12年第13年第14年第15年第16年第17年1生产负荷(%)1001001001001001001001001001001001001001001001002. 1精制柴油60431401949403898803898803898803898803898803898803898803898803898803898803898803898803898803898803898802. 2粗汽油286440092400184800184800184800184800184800184800178、1848001848001848001848001848001848001848001848001848002. 3干气3557311482295229522952295229522952295229522952295229522952295229522953收入合计89431132884885769755769755769755769755769755769755769755769755769755769755769755769755769755769755769754税金及附加合计3988541286625733257332573325733257332573325733257332573179、32573325733257332573325733257335总成本费用83905212710105430345426185421895421655421625421625421625421625421625406085396185396185396185396185396186利润总额(3-4-5)15373846128208862490549078908190819081908190811063511624116241162411624116247弥补上年亏损000000000000000008应纳税所得额15373846128208862490549078908190819081908180、190811063511624116241162411624116249所得税507341521.92708.728462987.82995.72996.72996.72996.72996.72996.73509.43836.13836.13836.13836.13836.110税后利润(6-9)10300530905499.65778.260666082.36084.36084.36084.36084.36084.37125.27788.47788.47788.47788.47788.411公积金公益金等15451463.5824.9866.7909.9912.3912.6912.6912.181、6912.6912.61068.81168.31168.31168.31168.31168.312应分配利润875540007282.77716.47715.17715.17624.15171.65171.66056.46620.16620.16620.16620.16620.112.1本年利润分配7018500005169.95171.65171.65171.65171.65171.66056.46620.16620.16620.16620.16620.112.2还贷后未分配利润转入173690007282.72546.52543.52543.52452.50000000013本年未分配利润182、17369262646754912515600000000000014累计未分配利润262673011221310086754049962453000000000投资利润率= 36.2% 投资利税率=130.3% 资本金利润率=120.1%资 金 来 源 与 运 用 表表12-2-4 单位：万元序合建设期生 产 期号项 目 计第 1年第 2年第 3年第 4年第 5年第 6年第 7年第 8年第 9年第10年第11年第12年第13年第14年第15年第16年第17年1资金流入896889515470298800576975576975576975576975576975576975576975576183、9755769755769755769755769755769755769755769751.1销售（营业）收入894311302884885769755769755769755769755769755769755769755769755769755769755769755769755769755769755769751.2长期借款及债券177821067071120000000000000001.3流动资金借款0000000000000000001.4其他短期借款0000000000000000001.5项目资本金8000480032000000000000000001.6其他0000000184、000000000002资金流出8947278154702983375761505761085760655760635760625760625759715735195735195749165758075758075758075758075758072.1经营成本836407902698095396185396185396185396185396185396185396185396185396185396185396185396185396185396185396182.2销售(增值)税金及附加398854012866.325732.525732.525732.525732.525732.525185、732.525732.525732.525732.525732.525732.525732.525732.525732.525732.52.3所得税5073401521.92708.728462987.82995.72996.72996.72996.72996.72996.73509.43836.13836.13836.13836.13836.12.4建设投资(不含利息)2578215470103120000000000000002.5更新改造投资0000000000000000002.6流动资金0000000000000000002.7各种利息支出17660418.6869.7453.824186、.20000000000002.8分配股利或利润87554000072837716771577157624517251726056662066206620662066202.9长期借款本金偿还1850803408.77221.174584200000000000002.1短期借款本金偿还0000000000000000003盈余资金216180463.5824.9866.7909.9912.3912.6912.61003.63456.13456.12058.71168.31168.31168.31168.31168.34累计盈余资金2161804641288215530653977489058187、0368061026213718157771694518114192822045021618项 目 财 务 现 金 流 量 表表12-2-5 单位：万元序合建设期生 产 期号 项 目计第 1年第 2年第 3年第 4年第 5年第 6年第 7年第 8年第 9年第10年第11年第12年第13年第14年第15年第16年第17年1现金流入894494502884885769755769755769755769755769755769755769755769755769755769755769755769755769755769755788071.1收入89431130288488576975576975188、5769755769755769755769755769755769755769755769755769755769755769755769755769751.2回收固定资产余值1832000000000000000018321.3回收流动资金0000000000000000001.4其他流入0000000000000000002现金流出878871415470292987.3565350.5565350.5565350.5565350.5565350.5565350.5565350.5565350.5565350.5565350.6565350.5565350.5565350.5565350189、.5565350.52.1建设投资(不含利息)2578215470103120000000000000002.2更新改造投资0000000000000000002.3流动资金0000000000000000002.4经营成本836407902698095396185396185396185396185396185396185396185396185396185396185396185396185396185396185396182.5税金及附加398854012866.325732.525732.525732.525732.525732.525732.525732.525732.525732.190、525732.525732.525732.525732.525732.525732.53净现金流量(1-2)156230-15470-44991162411625116251162411624116241162411624116241162411625116251162511625134574累计净现金流量-15470-19969-834532801490426529381534977861402730278465196276107900119525131149142774156230所得税后 所得税前财务内部收益率(%)= 32.31 财务内部收益率(%)= 43.39财务净现值= 2789191、7.55 万元(基准收益率取 12 %) 财务净现值= 45983.64 万元(基准收益率取 12 %)静态投资回收期= 4.4年 静态投资回收期= 3.7年资本金财 务 现 金 流 量 表表12-2-6 单位：万元序合建设期生 产 期号 项 目 计第 1年第 2年第 3年第 4年第 5年第 6年第 7年第 8年第 9年第10年第11年第12年第13年第14年第15年第16年第17年1现金流入894494502884885769755769755769755769755769755769755769755769755769755769755769755769755769755769755788192、071.1收入894311302884885769755769755769755769755769755769755769755769755769755769755769755769755769755769755769751.2回收固定资产余值1832000000000000000018321.3回收流动资金0000000000000000001.4其他流入0000000000000000002现金流出8841941480029122557615057610856878356834656834756834756834756834756834756886056918756918756918756193、91875691872.1项目资本金8000480032000000000000000002.2借款本金偿还1850803408.77221.174584200000000000002.3借款利息支付17660418.6869.7453.824.20000000000002.4经营成本836407902698095396185396185396185396185396185396185396185396185396185396185396185396185396185396185396182.5税金及附加398854012866.325732.525732.525732.525732.5257194、32.525732.525732.525732.525732.525732.525732.525732.525732.525732.525732.52.6所得税5073401521.92708.728462987.82995.72996.72996.72996.72996.72996.73509.43836.13836.13836.13836.13836.12.7更新改造投资0000000000000000003净现金流量(1-2)-4800-2736.5825866.78192.58628.88627.88627.88627.88627.88627.88115.17788.47788.477195、88.47788.49620.4 计算指标：财务内部收益率(%)= 45.39财务净现值= 29003.84 万元(基准收益率取 12 %)资 产 负 债 表表12-2-6 单位：万元序建设期生 产 期号 项 目 第 1年第 2年第 3年第 4年第 5年第 6年第 7年第 8年第 9年第10年第11年第12年第13年第14年第15年第16年第17年1资产15777261892446722788211511951717886162551471515628165401760918777199462111422282234501.1流动资产总额0464128821553065397748905803196、680610262137181577716945181141928220450216181.11流动资金000000000000000001.12累计盈余资金0464128821553065397748905803680610262137181577716945181141928220450216181.2在建工程15777107310000000000000001.3固定资产净值0149382313020592180531551512976104387899536028221832183218321832183218321.4无形及递延资产净值057494133252015105000000197、02负债及所有者权益15777261892446722788211511951717886162551471515628165411760918778199462111422282234512.1流动负债总额000000000000000002.11流动资金借款000000000000000002.12其他资金(含短贷)000000000000000002.2长期借款109771509978784200000000000000负债小计1097715099787842000000000000002.3所有者权益4800110901659022368211511951717886162551471198、515628165411760918778199462111422282234512.31资本金480080008000800080008000800080008000800080008000800080008000800080002.32自有流动资金及资本公积金000000000000000002.33累计盈余公积金0463128821553065397748905803671576288541960910778119461311414282154512.34累计未分配利润0262673011221310086754049962453000000000资产负债率(%)69.657.732.2199、1.80000000000000第三节 敏感性分析根据本项目的具体情况，选择建设投资、产品价格、原料价格和生产负荷等因素进行敏感性分析，测算其单独发生不利变化时对项目经济效益的影响。敏感性分析表表12-3-1因 素 全部投资 全部投资 贷款偿还期 自有资金 自有资金 财务内部收益率财务净现值投资回收期(含建设期)财务内部收益率财务净现值 变 化 (FIRR) % (FNPV)万元(Pt) 年 (Pd) 年 (FIRR) % (FNPV)万元基本方案 43.39459843.724.0545.3929004投 5%41.34448953.834.1743.3128259资 10%39.47438200、073.944.2841.3827515变 -10%48.13481603.53.8250.6830554化 -5%45.64470723.613.9447.8329769收 5%140.412066212.162.31161.5135749入 10%233.743672581.672267.72242956变 -10%0-2752901.6716.030-1592310化 -5%0-1146531.6716.080-611151成 5%0-1112661.6716.080-590462本 10%0-2685151.6716.030-1550929变 -10%229.843604821.692201、261.66238416化 -5%138.412032332.172.32159.1133489投资10%成本10%收入10%43.39505823.724.0545.3931904投资-10%成本-10%收入-10%43.39413853.724.0545.426103盈 亏 平 衡 点 = 36.4%从敏感性分析表可以看出产品价格的变化对本项目的经济效益影响最大，其次是原料价格，而建设投资和生产负荷的影响则相对较小。第四节 财务评价结论主要技术经济指标详见表12-4-1。从主要经济评价数据和指标汇总表可以看出，本项目总投资26508万元，其中建设投资25782万元；项目建成投产后年均销售收202、入576975.03万元，年均所得税前利润总额9918.58万元；全部投资财务内部收益率所得税前为43.39%，所得税后为32.31%；静态投资回收期所得税前3.7年，所得税后为4.4年（含建设期1.5年）。以上指标说明本项目具有较好的经济效益，因此在经济上可行的。主要财务评价数据汇总表表12-4-1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)54132203、3.94 其中:年均可变成本(万元)535639.94 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,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) 36.40