1、目 次1 總論11.1 項目及建設單位基本情況11.2 編制依據及原則21.3 研究范圍及編制分工21.4 項目背景及建設理由31.5 主要研究結論42 市場分析92.1 c9分離和石油樹脂的發展情況92.2 c9加氫產品溶劑油的發展情況113 建設規模及產品方案113.1 建設規模113.2 產品方案113.3 產品及副產品性質114 工藝技術及設備方案124.1 工藝技術選擇124.2 工藝流程及消耗定額144.3 工藝設備技術方案234.4 工藝裝置“三廢”排放424.5 占地面積及定員435 原料和輔助材料445.1 原料445.2 輔助材料466 自動控制496.1 概述496.2

2、裝置控制總體水平496.3 選型原則496.4 儀表選型506.5 控制室516.6 動力供應516.7 儀表供風516.8 儀表安全防護設施516.9 儀表接地516.10 主要儀表設備清單516.11 采用標準規范526.12 儲運系統自動控制方案526.13 采用標準規范537 建設地址條件和地址選擇537.1 自然地理概況537.2 地址選擇558 總圖運輸、儲運、外管網、放空系統及土建568.1 總圖運輸568.2 儲運618.3 外管網678.4 放空系統678.5 土建689 公用工程及輔助生產設施759.1 給排水759.2 供電819.3 電信859.4 供熱及供水879.5

3、 供風、供氮899.6 采暖、通風及空氣調節919.7 維修949.8 分析化驗9410 節能9810.1 概述9810.2 能耗指標及分析9910.3 節能措施10010.4 設計采用的規范、標準10111 環境保護10111.1 執行的環境標準10111.2 項目建設和生產對環境的影響10111.3 環境保護措施方案10411.4 環境管理及監測10412 勞動安全衛生與消防10512.1 勞動安全保護10512.2 工業衛生措施方案10712.3 消防設施10813 項目實施計劃11114 投資估算及資金籌措11214.1 投資估算編制說明11214.2 投資估算編制依據11214.3

4、建設項目投入總投資構成11214.4 投資估算內容及估算方法11314.5 投資估算匯總及分析11414.6 資金籌措及資金使用計劃11415 財務評價11515.1 財務評價依據11515.2 成本費用估算11515.3 銷售收入、銷售稅金及附加和增值稅11615.4 利潤和所得稅11715.5 財務評價指標計算11715.6 不確定性分析11815.7 財務評價結論119 附表：附表1 建設投資估算表附表2-1 直接成本計算表附表2-2 直接成本計算表附表3-1 總成本估算表附表3-2 總成本估算表附表4-1 銷售收入計算表附表4-2 銷售收入計算表附表5-1 損益表附表5-2 損益表附表

5、6-1 現金流量表附表6-2 現金流量表附表7 敏感度分析表附表8 經濟評價計算指標匯總表附表9 貸款償還平衡表 附圖附圖1 平面及綠化位置圖附圖2 1500nm3/h天然氣蒸汽轉化變壓吸附制氫裝置工藝流程圖（一）附圖3 1500nm3/h天然氣蒸汽轉化變壓吸附制氫裝置工藝流程圖（二）附圖4 1500nm3/h天然氣蒸汽轉化變壓吸附制氫裝置工藝流程圖（三）附圖5 1500nm3/h天然氣蒸汽轉化變壓吸附制氫裝置工藝流程圖（四）附圖6 c9加氫裝置工藝流程圖（一）附圖7 c9加氫裝置工藝流程圖（二）附圖8 c9加氫裝置工藝流程圖（三）附圖9 c9加氫裝置工藝流程圖（四）附圖10 c9加氫裝置工藝

6、流程圖（五）附圖11 c9加氫裝置設備平面布置圖 1 總論1.1 項目及建設單位基本情況1.1.1 項目基本情況1.1.1.1 項目名稱荊州泛亞石化5萬噸/年c9加氫工程。1.1.1.2 項目建設性質本項目屬于新建工程。1.1.1.3 項目建設地點本項目建設地點位于荊州經濟開發區內。1.1.2 建設單位基本情況1.1.2.1 建設單位名稱、性質及負責人建設單位名稱：荊州市泛亞石油化工有限公司建設單位性質：民營建設單位負責人：朱世新1.1.2.2 建設單位概況泛亞石油化工有限公司是2006年底由湖北宜昌等地股東發起成立、落戶湖北荊州經濟開發區的股份制民營企業。公司將致力于發展并形成以石油化工生產

7、為主導、集油品儲運和石油化工產品銷售的業務體系。是一家多行業跨地區、石油化工主業突出、擁有完備銷售網絡的股份制企業。泛亞石油化工有限公司現已在湖北荊州經濟開發區征得工業用地310畝，建設泛亞石油化工園區。計劃用5年時間完成整個園區三期項目建設，預計總投資5.2億元人民幣，全部建設完成后可實現年銷售20多億元，稅收3億元。其中：一期工程為5萬噸/年c9加氫工程，預計投資1.4億元，主要產品為工業精萘、混合二甲苯、高沸點芳烴溶劑油等，達產后可實現銷售7億元；二期工程為3萬噸/年丁苯透明抗沖樹脂工程，預計投資2億元，達產后可實現銷售4.8億元；三期工程為10萬噸/年c5分離樹脂工程，預計投資1.8億

8、元，利用乙烯生產過程中的副產品c5作原料，進行c5分離，生產間戊二烯、雙環戊二烯及加c5石油樹脂等市場需求量較大的石化下游產品等，達產后可實現銷售9億元。泛亞石油化工有限公司全面貫徹落實科學發展觀，秉承誠信、規則、共贏的經營理念，擴大經營、拓展市場、降本增效、嚴謹投資的發展戰略，公司利潤最大化的經營宗旨，外部市場化、內部緊密化的經營機制，規范、嚴謹的經營準則，未來將建設成為主業突出、資產優良、技術創新、管理科學、財務嚴謹、具有較強國際競爭力的一流公司。1.2 編制依據及原則1.2.1 編制依據1.2.1.1 荊州泛亞石化5萬噸/年c9加氫工程可行性研究報告設計委托書。1.2.1.2 荊州市泛亞

9、石油化工有限公司提供的中國科學院山西煤炭化學研究所乙烯裂解c9加氫工藝技術資料。1.2.1.3 中國石油天然氣股份有限公司煉油化工建設項目可行性研究報告編制規定（試用版）2002年 北京。1.2.2 編制原則1.2.2.1 符合整體發展戰略，以企業價值提升為導向，結構調整為主線，優化資源配置，貫徹低投入、高產出，實現效益最佳化的指導思想，按照“積極、穩妥、可靠、實事求是”的原則，提高化工廠的贏利能力、抗風險能力和競爭能力。1.2.2.2 設計規模經濟合理，產品方案能滿足產品競爭力和應變能力的要求。1.2.2.3 在裝置工藝設計中，應根據工藝過程的特點，選用成熟可靠的新工藝、新技術、新設備、新催

10、化劑、新溶劑，采用有效的節能措施，以減少工藝過程的用能及提高能量轉換效率，力求實現消耗定額低、產品質量好，運行安全可靠、投資省、建設快、效益好。1.2.2.4 系統配套工程盡可能最大限度節省建設投資。1.2.2.5 重視環境保護，力求選用無污染及少污染的先進技術和設備。對不可避免的污染，按照國家關于“三廢”治理“三同時”的原則進行設計；環保、安全、消防和衛生均符合國家有關標準規范。1.2.2.6 設計采用可靠的安全消防技術措施，嚴格執行國家和行業現行的有關安全消防法規。1.2.2.7 采用集散控制系統（dcs），實現集中監視和先進過程控制、協調操作參數，提高工藝裝置和系統工程的自動化水平及綜合

11、管理水平。1.2.2.8 合理確定引進設備范圍，盡量國產化，以降低裝置投資。1.2.2.9 工程設計要確保裝置能夠優質、安全、穩定、長周期運行。1.3 研究范圍及編制分工本項目可行性研究范圍為在荊州經濟開發區泛亞化工園區內新建5萬噸/年c9加氫裝置、1500nm3/h天然氣蒸汽轉化制氫裝置及相應配套的公用工程、輔助生產設施，其工程主項及編制分工見表1.3。表1.3 工程主項表序號主項（單元）號主 項（單元）名 稱建 設 規 模編 制 單 位備 注101工藝生產裝置1.1天然氣制氫裝置1500標立/時成都賽普瑞興公司1.2c9加氫裝置5萬噸/年cpe撫順分公司202公用輔助工程2.1循環水場cp

12、e撫順分公司2.2分析化驗室、中控室cpe撫順分公司2.3配電所cpe撫順分公司2.4事故儲存池cpe撫順分公司2.5污水池cpe撫順分公司2.6水運碼頭cpe撫順分公司2.7儲運罐區cpe撫順分公司2.8裝卸車設施cpe撫順分公司2.9地面火炬系統cpe撫順分公司1.4 項目背景及建設理由1.4.1 項目背景 作為乙烯生產副產品的c9餾分，是由裂解石腦油經切除c5餾分、c6c8餾分后的剩余組分，約占乙烯總產量的10%20%。其中有相當部分的輕組分主要為芳烴，目前，我國乙烯裝置的副產裂解重芳烴c9餾分大部分用作燃料，少量用于石油樹脂的生產，經濟效益不高。c9餾分經過加氫可生產市場短缺的高芳溶劑

13、油，隨著我國乙烯生產能力的不斷提高，裂解c9的數量將不斷增加，c9加氫生產高芳溶劑油，可產生巨大的社會效益和良好的經濟效益。1.4.2 建設理由 荊州泛亞石油化工有限公司在荊州經濟開發區內征得工業用地310畝建設泛亞工業園。它東立220kv周家嶺變電站，西抱二級民航沙市機場，北枕荊州地方鐵路貨運站，南嵌日供水25萬噸的水廠和3000噸長江外運深水碼頭。經黃金水道長江可通江達海連五洲，207國道縱貫南北，318國道和宜黃一級公路橫跨東西，客貨運輸直達全國100多個大中城市，荊沙地方鐵路與焦枝線接軌，貨運可通達全國，交通十分便利。泛亞工業園區的建設符合荊州經濟開發區的總體發展規劃，開發區內基礎設施

14、齊全，具有良好的外部有利條件，泛亞石油化工有限公司有龐大的c9原料供應網絡，有一定的c9產品客戶群。本項目的建設，既能利用現有的c9資源生產高附加值的產品來獲取經濟效益，又能滿足下游客戶對高品質原料的需求。另外本項目利用高新技術對現有資源進行深加工，其成功建設將成為泛亞石化有限公司的利潤增長點，增強企業的自我造血能力，使其走上良性發展的軌道，因此本項目的建設具有重要意義。1.5 主要研究結論1.5.1 項目概況1.5.1.1 裝置規模及組成本項目設計規模為新建1500nm3/h天然氣蒸汽轉化變壓吸附制氫裝置、5萬噸/年c9加氫裝置及其配套公用設施，年開工時數8000小時。1.5.1.2 工藝技

15、術本裝置工藝技術方案采用成都賽普瑞興科技有限公司的天然氣蒸汽轉化變壓吸附制氫工藝技術和中國科學院山西煤炭化學研究所提供的乙烯裂解c9（輕組分）加氫工藝技術，此技術具有以下特點：a)工藝流程簡捷，操作靈活簡便；b)產品收率和質量高；c)工藝適應性強，對于原料和進料量的適當變化，在設備所允許的操作彈性范圍內，裝置仍可進行正常操作；d)生產過程中，工藝操作條件穩定，有利于設備正常運行。1.5.2 主要技術經濟指標及評價指標5萬噸/年c9加氫項目及系統配套工程的主要技術經濟指標及評價指標分別見表1.5.2-1和表1.5.2-2。表1.5.2-1 5萬噸/年c9加氫項目主要技術經濟指標表序號指 標 名

16、稱單 位指 標備 注1設計規模及產品方案(1)設計規模104t/a5(2)主要產品重油104t/a0.8120#溶劑油104t/a0.1328混合二甲苯104t/a0.5592c9芳烴溶劑油104t/a1.992c10芳烴溶劑油104t/a1.24重芳烴104t/a0.3482消耗指標(1)原料a)制氫裝置天然氣104t/a0.428b)加氫裝置裂解c9餾分油104t/a5氫氣104t/a0.072(2)主要輔助原料及催化劑a)制氫裝置轉化催化劑z207m30.675一次裝入轉化催化劑z221m30.675一次裝入錳鐵脫硫劑m31.2一次裝入氧化鋅脫硫劑m30.6一次裝入耐熱隋性瓷球m31一次

17、裝入磷酸三鈉t0.15b)加氫裝置一段催化劑t5.3一次裝入二段催化劑t6.4一次裝入120#溶劑油t269每次耗量硫化劑t0.6556開工時使用活性瓷球6t2.25一次裝入活性瓷球20t4.175一次裝入脫硫劑t94一次裝入續表序號指 標 名 稱單 位指 標備 注導熱油t34一次裝入(3)新鮮水t/h10間斷(4)循環水104t/a0.672(5)脫鹽水104t/a2(6)除鹽水104t/a0.96(7)氮氣nm3/h200間斷(8)儀表空氣104nm3/a256(9)壓縮空氣nm3/h200間斷(10)燃料氣/h216(11)煤 /h2000(12)電 kwh/h1250蒸汽1.0mpa（

18、g）t/h23裝置占地面積m238547.21)制氫裝置m220002)加氫裝置m275003)鍋爐房設施及導熱油爐m232684)控制室及分析化驗室m27605)空壓站及換熱站 m24056)變電所m25407)循環水場m27568)污水處理站m221289)儲運設施m219888.210)消防區域m213024“三廢“排放量(1)廢氣nm3/h4370煙氣(2)廢水t/h4.5(3)廢渣廢轉化催化劑z207t0.812年1次廢轉化催化劑z211t0.812年1次廢錳鐵脫硫劑t1.441年1次廢氧化鋅脫硫劑t0.721年1次廢耐熱隋性瓷球t13年1次續表序號指 標 名 稱單 位指 標備 注4

19、廢一段催化劑t5.31年1次廢二段催化劑t6.42年1次廢活性瓷球t6.4252年1次廢脫硫劑t942年1次5定員人801)制氫裝置人202)加氫裝置人163)其它人446總能耗a)制氫裝置mj/nm3原料(或g標油/ nm3原料)0.5（11.94）b)加氫裝置mj/t原料(或kg標油/t原料)8737.4（208）7工藝設備總臺數臺a)制氫裝置臺27(1)容器（反應器+塔+容器）臺18（1+5+12）(2)換熱器（換熱器+空冷）臺4(3)工業爐臺1(4)機泵（壓縮機+泵）臺4（2+2）b)加氫裝置臺(1)容器（反應器+塔+容器）臺27（2+5+20）(2)換熱器（換熱器+空冷）臺30（26

20、+4）(3)工業爐臺2(4) 機泵（壓縮機+泵）臺48（6+42）表1.5.2-2 主要評價指標一覽表序號項 目單 位指 標備 注1項目建設總資金1.1項目總投資104元157231.2項目總建設投資104元144491.3建設期利息104元3411.4 流動資金104元9332主要效益指標2.1年均銷售收入104元317272.2年均總成本費用104元272912.3年均銷售稅金及附加104元14652.4年均利潤總額104元2971稅前2.5內部收益率2.5.1內部收益率（所得稅前）%25.382.5.2內部收益率（所得稅后）%21.842.6財務凈現值2.6.1財務凈現值（所得稅前）10

21、4元107072.6.2財務凈現值（所得稅后）104元68802.7靜態投資回收期含建設期1年2.7.1投資回收期（所得稅前）年4.892.7.2投資回收期（所得稅后）年5.142.8借款償還期年4.701.5.3 主要結論1.5.3.1 原料落實本項目原料來源于揚子石化-巴斯夫有限公司的乙烯裂解c9餾分油，氫氣來源于擬建的制氫裝置。1.5.3.2 產品方案合理 本裝置主要產品是市場所需優質的混合二甲苯、c9芳烴、c10芳烴、120#芳烴溶劑油等。1.5.3.3 平面布置合理裝置平面布置緊湊合理，公用工程和輔助配套系統盡可能減少占地，以節省投資。1.5.3.4 工藝技術先進本裝置采用了目前國內

22、外已工業化、成熟、先進的c9加氫工藝技術，不僅產品質量好、收率高、能耗低，且對環境不產生或少產生污染。并采用集散型控制系統（dcs），能保證裝置的技術水平和產品質量、結構的先進性，各項技術經濟指標達國內一流，國際先進水平，經濟效益和競爭實力都將得到大幅度提升。1.5.3.5 環境保護本裝置采用了先進的環境友好工藝，對廢氣、廢水、廢渣和噪聲采取了有效的控制和處理措施。1.5.3.6 勞動安全、職業衛生本項目設計中嚴格執行有關標準規范，針對生產過程中的各種危險因素，采取有效的防護措施，可以達到安全生產，保障職工健康。1.5.3.7 投資及經濟評價根據投資估算和經濟評價，本項目總投資為15723萬元

23、，其中建設投資14449萬元；項目建成后年均總成本27291萬元，所得稅后利潤為2192萬元，所得稅后全部投資財務內部收益率21.84%，投資回收期5.14年（含建設期1年），各項經濟評價指標均好于行業基準值，滿足財務評價的要求。綜上所述，本項目技術先進，工藝合理，產品質量好,在市場上具有較強的競爭力,給企業帶來較好的經濟效益，因此在工藝上和經濟上均是可行的。 2 市場分析2.1 c9分離和石油樹脂的發展情況美國早在1930年開始了c9芳烴石油樹脂的研究工作，40年代美國picco公司實現了c9芳烴石油樹脂的工業化；日本于1961年首先建成了一套4000 t/a的c9芳烴石油樹脂裝置，隨著石油

24、工業的發展，石油樹脂得到迅速發展，其生產技術日趨成熟，并具有相當的生產規模。近年來隨著生產技術的不斷改進和市場競爭，新品種不斷出現，應用領域不斷拓寬，已發展成為多品種、多牌號、多用途的功能性合成樹脂。目前世界石油樹脂的生產基本上被美國西歐日本等大公司壟斷，美國和日本是世界上最主要的c9石油樹脂消費國，約占世界總消費量的2/3，估計目前全球石油樹脂產量約2.7105t/a，主要廠商及能力見表2.1-1。c9石油樹脂原料供應商主要有美國的lyondell公司 、 exxon公司、西歐的rsm 公司和dow公司。表2.1-1 國外c9石油樹脂生產狀況公司生產能力（103t/a）公司生產能力（103t

25、/a）美國neville27.22荷蘭hercules10美國lawter18.15德國vft15美國hercules27.22日本三井石化20美國exxon18.15日本石化18美國sunbelt9.07日本tosoh18（含c5/c9共聚樹脂）美國sartomer10.0日本東邦化學15（含c5/c9共聚樹脂）美國resinall9.07美國其它公司4.54美國小計123.38（100.0132.3美分/kg）日本小計71（128美分/kg）法國exxon5巴西1.36法國cdf20韓國、臺灣4.54（88.299.2美分kg）比利時neville10荷蘭dsm10合計270.28國外主要

26、c9石油樹脂產品有：（1）常規c9石油樹脂。由裂解汽油中140210餾份聚合而成；（2）脂肪族改性芳烴樹脂。為改進與eva配伍性，將c9芳烴樹脂用c9餾份進行烷基化；（3）加氫c9石油樹脂。如arakawa公司的arkon樹脂，其中c9芳烴樹脂被部分或全部加氫以控制其極性。hercules公司將其加氫的純單體樹脂稱為regalrez系列，該公司也對脂肪族改性芳香族樹脂進行加氫，以便和eastman公司的加氫樹脂競爭；（4）純單體芳香族樹脂。它們是未加氫的水白色樹脂，可使用的單體有：-甲基苯乙烯（amoco-18，amoco公司生產），苯乙烯（piccolastic，hercules公司生產），

27、-甲基苯乙烯與乙烯基甲苯（piccotex，hercules公司生產），苯乙烯-甲基苯乙烯（krystalex，hercules公司生產），苯乙烯-異丁烯（velsicol，lawter公司生產，未工業化），苯乙烯-丙烯酸酯等；（5）共聚石油樹脂。c9餾份與某些c5濃縮物共聚，它們比古馬隆樹脂或常規c9樹脂具有更高的碘值，且溶解性很好，如neville的nevchem系列；（6）二次聚合樹脂。采用alcl3聚合，熔點為10、25、30，市場上的商品如picco ap-10，nevillenp-10等；（7）焦油樹脂。目前我國比較大的c9石油樹脂生產企業主要集中在北方，生產能力達5000t/a的

28、有三家，其余規模較小，產品主要有深色和淺色兩種，c9原料主要來自乙烯裝置的副產物，如燕山石油化工公司、大慶石油化工總廠、蘭州化學工業公司、揚子石油化工公司、齊魯石油化工公司等，詳見表2.1-2。表2.1-2 國內c9石油樹脂生產狀況廠家生產能力kt/a鞍山化工一廠5大慶石化總廠實業公司6吉林化學工業公司有機合成廠4內蒙赤峰林東石化廠3江蘇靖江樹脂廠42.2 c9加氫產品溶劑油的發展情況世界每年消耗溶劑油產品2000萬噸以上（其中石油類溶劑油占一半），我國石油類溶劑油年產量約200萬噸，其潛在市場是很大的。目前煉油行業內其他企業對溶劑油時常也相當重視，紛紛推出新品。如九江石油化工總廠研制出160

29、#脫芳溶劑油，是生產香煙過濾嘴丙綸絲膠粘劑的主要原料之一，還可作為精細化工產品的溶劑、毛紡行業的羊毛脫脂劑及電路清洗劑等。茂明石油化工公司眾和化塑有限公司和青島石大卓越公司都瞄準市場分別開發出多種牌號環保型溶劑油，備受客戶青睞，產品供不應求，環保溶劑油每年僅在廣東的需求量就達11萬噸，市場前景廣闊。3 建設規模及產品方案3.1 建設規模本項目c9加氫裝置設計規模為5萬噸/年，天然氣蒸汽轉化變壓吸附制氫裝置設計規模為1500nm3/h，開工時數8000小時。3.2 產品方案本項目產品為混合二甲苯、120#溶劑油、c9芳烴溶劑油、c10芳烴溶劑油。3.3 產品及副產品性質3.3.1 c9產品性質c

30、9原料經過兩段法加氫后生產的產品質量指標見表3.3.1。表3.3.1 產品質量指標項目要求數值雙烯值，g i2/100g2馬來酸酐和雙烯值的測定方法uop-326-58膠質，mg/100ml8車用汽油和航空燃料實際膠質測定方法gb8019-87溴價，g br2/100g1石油餾分和工業脂肪族烯烴溴價測定法gb-11135-89石油產品溴值測定法sh/t0236-92硫含量，ppm15有機液體產品微量硫的測定法gb6324.4-86芳烴損失 %2溶劑油芳香烴含量測定法sh/t0118-924 工藝技術及設備方案4.1 工藝技術選擇4.1.1 制氫工藝技術路線的選擇在無廉價純氫供應的條件下,大量制

31、取工業氫氣以烴類的水蒸汽轉化法最為成熟并獲普遍應用。目前國內外水蒸汽轉化法制氫按粗氫氣提純方式的不同主要有常規法和變壓吸附法兩類。常規法是將中溫變換后的轉化氣再經低溫變換，然后采用化學吸收的方法除去其中的co2，最后進行甲烷化反應將殘余的co和co2轉化成ch4，生產出合格的工業氫氣。該法的流程和操作較psa法復雜，由于轉化爐出口的甲烷在后續的變換、脫碳和甲烷化工序中無法除去，因而為提高工業氫氣的純度不得不降低轉化爐出口的壓力，即使如此其產品氫氣的純度也只有96%（v）左右，產品壓力約為1.3mpa。但該法的氫氣產率較高，和psa法相比，在同樣的產氫量下所耗原料較少。國內近期已建成的有錦西、錦

32、州等煉廠的2萬nm3/h的制氫裝置。psa法是將中變氣冷卻后直接引入psa單元，采用若干個吸附床用物理吸附的方法將氫氣提純到99.99%（v）以上，產品氫氣的壓力一般為2.13.3mpa。中變氣中的ch4、co、co2和部分氫氣作為尾氣排出用作轉化爐的燃料。該法較常規法流程和設備簡單，操作方便，但產氫率較常規法低，原料消耗量相對較高。psa單元本身的操作彈性為30110%，故能適應需要有較大操作彈性的場合。國內已建成的裝置有大連西太平洋石化有限公司（6萬nm3/h）、天津石化公司煉油廠（4萬nm3/h）、齊魯石化公司煉廠（4萬nm3/h）的制氫裝置以及引進的金山（4.2萬nm3/h）、揚子（7

33、.2萬nm3/h）的制氫裝置等。從以上的簡單敘述可見，常規法和psa相比工序多，使用催化劑、化學藥劑種類多，開、停工復雜并增加了非正常停工的可能性，且因為產品氫的純度低，增加了加氫裝置的排放氫量，同時由于產品氫壓力低，增加了新氫壓縮機的功率。但其原料的消耗則較少。兩種方法的綜合能耗相近。兩種方案的選擇目前主要是依據原料和燃料的差價。本裝置采用天然氣作為制氫原料，煉廠對psa凈化工藝有豐富的操作經驗，因此選擇psa制氫工藝。 根據本廠的特點，在工藝流程操作條件的選用上有以下幾點考慮：1)制氫裝置壓力的確定制氫裝置的壓力主要考慮以下幾個因素：a)psa的最佳化，psa入口壓力過低會減少psa單元可

34、能的均壓次數，降低了氫氣的收率，并降低了吸附劑的吸附能力，同時，由于壓力過低變壓吸附罐的體積也會增大也不利于降低設備的投資；反過來過高的壓力雖然能增加均壓次數，但過多的均壓次數是以增加吸附罐的數量和控制閥組的數量為代價的，同時過高的壓力會使得吸附罐的壁厚加大，從而投資增加，并且氫氣的回收率也不再增加。國內煉廠尚無psa系統操作壓力超過3.5mpa的工業運行經驗,因而psa最佳的入口壓力應在2132kg/cm2（a）之間；b)轉化爐出口壓力，制氫轉化反應為體積增加的反應，增加壓力會增加轉化爐出口殘余甲烷的含量，這部分甲烷又會帶到psa中增加其處理負擔；殘余甲烷含量增高勢必會在同樣產氫量下增加原料

35、的耗量，增加氫氣的成本，同時增加的原料量又會增加裝置的處理負荷，增加能耗和設備尺寸，所以轉化出口的殘余甲烷含量通常要求小于7%。在保證殘余甲烷含量的前提下提高轉化出口壓力只能同時提高轉化出口溫度，這兩者共同惡化了轉化爐管的操作狀況，故需增加爐管及出口管系的壁厚或提高材質，這些均大大增加了轉化爐的成本；所以，通常轉化爐管出口壓力一般不超過35.0kg/cm2（g）；c)制氫裝置的主要設備加氫、脫硫和轉化爐管的設計分別是按干基空速、硫容、干基空速和炭空速進行設計的，提高壓力不會減小這些設備的尺寸，反過來由于壓力的提高會增加制氫裝置內設備的壓力等級，增加設備投資。 根據上述原則本裝置將加氫脫硫反應壓

36、力確定為3.4mpa（a），此方案可以使制氫造氣和psa操作均處于最合理的工作條件下，使得裝置的總投資和綜合能耗最為合理。2)發生蒸汽壓力的確定制氫裝置需要用蒸汽與原料進行轉化反應，這部分蒸汽與原料混合后經預熱引入轉化爐管，其壓力必須高于混合預熱段入口的壓力，（設計為3.5mpag），裝置自產的蒸汽主要用作工藝反應所需，其壓力滿足上述條件即可（本可研暫按3.5mpa設計），剩余副產蒸汽降壓進入1.0mpa管網。4.1.2 加氫工藝技術路線的選擇裂解c9餾分油輕組分中含有的不飽和組分主要有雙烯烴（脂肪族或環狀的）、鏈烯基芳烴（如苯乙烯及衍生物）、茚、單烯烴，另外含有一定量的雜質，硫化物及氮化物。

37、這些物質不僅組成復雜，同時使油品性質不穩定和對環境的污染，必須通過加氫反應將其飽和或脫除，才可作為生產高芳溶劑油的原料。上述不飽和組分和雜質的脫除，其加氫反應的工藝條件有很大差別，脫硫反應的反應壓力較高，且溫度一般選擇在260320之間進行。單烯烴在此工藝條件下可全部被加氫而飽和。但雙烯烴和鏈烯基芳烴在該溫度下將轉化為膠質。首先可能沉積在熱交換器上，逐漸造成流程堵塞。同時沉積在催化劑床層上，堵塞催化劑的孔道，導致催化劑很快失活，所以，雙烯烴和和鏈烯基芳烴的加氫反應必須在較低的溫度（80180）進行，才能有效地減少結膠現象。因此，該整個反應系統設置兩個加氫工段。c9裂解汽油一段選擇性加氫，在較緩

38、和的工藝條件下，進行選擇性加氫脫除裂解c9餾分油輕組份中的雙烯烴和容易聚合的鏈烯基芳烴、茚等，生產穩定的c9裂解汽油。產品不但是非常好的高辛烷值汽油添加組分，而且可以作為生產高芳烴溶劑油的原料。c9裂解汽油二段選擇性加氫，在較高的溫度和壓力下，可加氫脫除經一段反應后的單烯烴和硫，生產優質高芳烴溶劑油。整套裂解c9加氫工藝技術過程屬于以催化劑為核心的工藝技術應用，具體涉及乙烯副產的裂解c9餾份脫膠質、加氫脫雙烯、苯乙烯衍生物等、烯烴加氫飽和及脫硫。整個工藝流程：將經過聚合后除去聚合物的混合裂解c9組分原料入脫膠質塔減壓蒸餾脫出其中部分膠質，同時切割出130190餾份，然后將該餾份經過一段加氫催化

39、劑脫除雙烯和苯乙烯衍生物；再經過二段加氫催化劑將單烯烴加氫飽和并脫硫，然后進行蒸餾，最終生產出優質高芳烴溶劑油。4.2 工藝流程及消耗定額4.2.1 工藝流程說明4.2.1.1 制氫裝置工藝流程說明天然氣與少量氫氣混合后，經蒸汽轉化爐對流段的原料氣預熱器升溫至380左右，進入脫硫器，在脫硫器中將原料氣中的硫脫至0.1ppm以下。脫硫后的原料氣與工藝蒸汽（3.5mpaa）按h2o/c=34進行自動化值調節混合氣預熱器，進一步預熱到510以上，從上集氣總管及上豬尾管，均勻地進入轉化管中，在催化劑層中，甲烷與水蒸汽反應生成co和h2。甲烷轉化所需熱量由頂部燒咀燃燒燃料混合氣提供。轉化氣出轉化爐的溫度

40、為850，高溫轉化氣進入廢熱鍋爐的管程。產生2.5mpaa的飽和蒸汽。出廢熱鍋爐的轉化氣溫度降至230，轉化氣再依次進入鍋爐給水預熱器、轉化氣水冷器、轉化氣水分離器，將冷凝液分離出工藝冷凝液，工藝氣體送至變壓吸附。作為燃料的天然氣與變壓吸附的脫附氣混合，再根據轉化爐出口氣體溫度的高低調節入燃料氣預熱器的燃料氣量。燃料氣經過流量調節后進入頂部燒嘴燃燒，向轉化爐提供熱量。為回收煙氣熱量，在轉化爐對流段內設四組換熱器：（由高溫段至低溫段）1）混和原料預熱器；2）原料氣預熱器；3）空氣預熱器；由轉化氣分離器分離出來的含co2、h2等溶解氣體的工藝冷凝液，經過減壓后送往污水處理站。脫鹽水經過脫鹽水預熱器

41、后，進入脫氧槽，經過蒸汽脫氧后，脫氧水進入鍋爐給水預熱器預熱后，進入煙道氣廢鍋和轉化氣廢鍋副產蒸汽。鍋爐副產的蒸汽除了一部分作為自身利用之外，還有部分輸出，可以根據工廠情況，可以輸出飽和蒸汽和過熱蒸汽兩種。為使鍋爐給水符合要求，需加入少量的磷酸鹽溶液和脫氧劑，以改善爐水的結垢情況和腐蝕情況。汽包需連續排出部分鍋爐水以控制汽包內爐水的總溶固量。變壓吸附由8個吸附塔組成，在任意時刻都有1臺吸附塔處于吸附狀態，轉化氣中的甲烷、二氧化碳和一氧化碳等組分被停留在吸附劑的表面，氫氣作為非吸附組分從吸附塔的頂部收集得到，送往界外。被雜質組分飽和的吸附劑通過再生步驟，從吸附劑上脫附出來，通過收集后送往轉化爐作

42、為燃料。吸附塔的再生步驟由一均降、二均降、順放、逆放、沖洗、二均升、一均升和終升等10個步驟組成，再生結束，吸附塔又重新具備處理轉化氣并生產氫氣的能力。8個吸附塔輪流進行上述的步驟，保證連續處理轉化氣，同時連續生產氫氣的目的。 4.2.1.2 c9加氫裝置工藝流程說明a)脫膠塔單元重碳九原料自罐區原料罐來，自進料泵（p-101）加壓后進入裂解c9原料-脫膠質塔底換熱器（e-101）殼程換熱，再進入裂解c9原料-二段加氫產物換熱器（e-102）與換熱器（e-109）來的二段反應后物料換熱，以一定氣化率進入脫膠質塔（t-101）。t-101為負壓操作，塔釜油為重油，由脫膠質塔底泵（p-102）升壓

43、經e-101換熱冷卻送出裝置，來自導熱油系統的導熱油通過脫膠質塔再沸器（e-105）為脫膠塔（t-104）塔釜提供熱量。t-101塔頂氣相通過脫膠質塔冷卻器（e-103）由循環水冷卻后去回流罐（d-101），系統中不凝氣和部分飽和油氣再經后冷器（e-104）冷凝、冷卻，尾氣由真空泵（p-109）抽出，保證塔頂壓力8kpa（a）。d-101中的物料由回流泵（p-103）抽出，一部分作為t-101的回流，另一部分去一段加氫進料緩沖罐（d-102）。不合格物料經過不合格油冷卻器（e-114）冷卻返回原料罐。b)一、二段加氫精制單元脫除膠質后的重碳九在d-102中經過脫水網脫除游離水，將大部分水凝結后

44、由脫水包排除。為防止氧氣進入系統，作氮封處理。一段加氫原料油經一段加氫進料泵（p-104）從d-102抽出，增壓后由調節閥控制流量與一段加氫產物循環泵（p-105）輸送的循環物料混合，經加氫進料過濾器過濾后，進入一段加氫進料冷卻器（e-106）冷卻至75，進入一段加氫反應器（r-101）。由一段循環氫壓機（k-102）來的氫氣自反應器頂部進入。經過催化劑床層進行加氫反應，脫除雙烯、苯乙烯及其衍生物、茚等，然后進入反應器下部的分離器段，分離器的底部液體物料一部分經二段加氫產物進料泵（p-106）進入二段加氫；另一部分經一段加氫產物循環泵（p-105）與一段反應進料混合，進料與循環料的比例為1：5

45、。循環氫自 r-101分離器段的上部經一段加氫氣相冷卻器冷卻，然后進入一段循環氫入口分液罐（d-107）氣液分離，液相返回d-102，氣相進入壓縮機（k-102）進入循環使用。來自p-106的一段加氫反應產物，與來自二段加氫產物循環泵（p-107）的循環物料混合，進料與循環料的比例為1：4，經一段加氫產物-二段加氫產物換熱器（e-109）換熱，然后與經二段循環氫-二段加氫產物換熱器（e-108）加熱的循環氫混合，二段循環氫來自二段循環氫壓機（k-103），混合后進入二段加氫進料加熱爐（f-101）加熱到310氣化，進入二段加氫反應器（r-102）進行加氫反應，在催化劑作用下，油品中的單烯烴被加

46、氫飽和，氮、硫、氧原子的雜質被加氫去除變為小分子。加氫反應產物依次通過e-108、e-109、e-102充分換熱后進入二段加氫空冷器（a-101）冷凝冷卻，再經過二段加氫冷卻器（e-110）進一步冷卻后進入高分罐（d-104），液相一部分由p-107抽出由調節閥控制流量后循環。另一部分進入低分罐（d-103）繼續氣液分離，d-104中的氣相經二段循環氫脫硫罐（d-103）脫硫后至二段循環氫入口分液罐（d-108），d-103中的液相混合芳烴經脫輕塔進料泵（p-108）至混合芳烴-脫烷烴塔頂換熱器（e-206）換熱后進入分餾系統。c)壓縮機系統流程來自制氫裝置的新氫進入新氫入口分液罐（d-106

47、），然后經新氫壓縮機（k-101）壓縮至3.8mpa，分為兩路，一路與一段循環氫混合至r-101，另一路與二段循環氫混合至r-102；來自r-101的循環氫經e-107冷卻后進入d-107分液，進入k-102將壓力由2.8mpa提高到3.4mpa，與新氫混合后再循環至r-101；來自r-102的循環氫經d-108分液后，進入k-103將壓力由2.95mpa提高到3.8mpa，與新氫混合后再循環至r-102；整個系統壓力由k-101出口至d-106的返回流量來控制。d）分餾系統流程從加氫精制來的混合芳烴經p-106升壓后至e-206換熱，進入脫輕塔（t-201），塔頂油氣經脫輕塔頂空冷器（a-2

48、01）、脫輕塔頂后冷器（e-201）冷凝冷卻至40后進入脫輕塔回流罐（d-201），回流罐壓力通過氮氣控制。回流罐液相經脫輕塔回流泵（p-201）升壓后，一部分作為t-201的回流，另一部分作為120#溶劑油產品出裝置；t-201塔底油經脫輕塔底泵（p-202）進入二甲苯塔（t-202）；塔底熱量由來自導熱油系統的導熱油經脫輕塔底再沸器（e-203）供給。t-201塔底油經脫輕塔底泵（p-202）進入二甲苯塔（t-202）分餾，塔頂油氣經二甲苯塔頂空冷器（a-202）、二甲苯塔頂后冷器（e-202）冷凝冷卻至40后進入二甲苯塔頂回流罐（d-202），回流罐壓力通過氮氣控制。回流罐液相經二甲苯塔

49、回流泵（p-203）升壓后，一部分作為t-202的回流，另一部分作為混合二甲苯產品出裝置；t-202塔底油經二甲苯塔底泵（p-204）進入脫烷烴塔（t-203）；塔底熱量由來自導熱油系統的導熱油經二甲苯塔底再沸器（e-204）供給。t-202塔底油經二甲苯塔底泵（p-204）進入脫烷烴塔（t-203）分餾，塔頂油氣首先與來自p-106的混合芳烴經混合芳烴-脫烷烴塔頂換熱器（e-206）換熱，然后經烷烴塔頂空冷器（a-203）冷凝冷卻至60后進入脫烷烴塔頂回流罐（d-203），回流罐壓力通過氮氣控制。回流罐液相經脫烷烴塔頂回流泵（p-205）升壓后，一部分作為t-203的回流，另一部分再經c9重芳烴產品冷卻器（e-207）冷卻至40作為c9芳烴溶劑油產品出裝置；t-203塔底油經脫烷烴塔底泵（p-206）進入重芳烴塔（t-204）；塔底熱量由來自導熱油系統的導熱油經脫烷烴塔再沸器（e-205）供給。t-203塔底油經脫烷烴塔底泵（p-206）進入重芳烴塔（t-204）分餾，塔頂油氣經重芳烴塔頂冷卻器（e-209）冷凝冷卻至60后進入重芳烴塔頂回流罐（d-204），該塔為負壓操作，塔頂壓力為20kpa（a），通過重芳烴塔頂真空泵（p-209）來實現。回流罐液相經重芳烴塔頂回流泵（p-208）升壓后，一部分作為t-204的回流，另一部分作為c10芳烴溶劑油產