8000nm3h制氢及50万吨年加氢精制装置改造可行性研究报告-优秀甲级资质可行性研究报告.doc

--
第一章 总 论
第一节 项目编制的依据和原则
一、项目编制的依据
1、****集团（********石油化工厂有限公司）关于《编制8000Nm3/h制氢及50万吨/年加氢精制装置改造可行性研究报告的委托书》；
2、中国石油化工总公司《石油化工项目可行性研究报告编制规定》（一九九七年版）；
3、原料及产品价格依据现行市场价格及****集团（********石油化工厂有限公司）提供的数据。
二、项目编制的原则
1、贯彻执行工厂布置一体化和生产装置露天化的改造方针，减少占地面积和改造投资；
2、采用国内先进成熟可靠的炼油工艺和设备，保证产品质量，同时力求节能降耗，；
3、充分利用现有公用工程、辅助设施和生活办公设施等，以节省投资，加快改造进度，提高装置综合经济效益；
4、生产过程的原料、中间产品及产品多系易燃、易爆物料，严格遵循《石油化工企业设计防火规范》（1999年版）GB0160－92的有关规定进行设计；
5、装置改造的“三废”排放将严格执行国家的有关标准和规范。“三废”治理要做到同时设计、同时施工、同时投产、并考虑环境的综合治理；
6、装置改造工艺过程控制采用集散型控制系统（DCS），有助于提高全厂的自动控制水平，提高装置改造的运转可靠性，降低生产工人的劳动强度。
7、装置改造设计要采用可靠的安全技术措施，严格执行国家现行的有关安全法规。

第二节 项目背景及改造的必要性
********石油化工厂有限公司始建于1996年,从2003年3月6日起,********石油化工厂有限公司由****集团接管。********石油化工厂有限公司是****集团下属的最大子公司。
****集团成立于1998年3月18日,2004年2月被国家工商总局核准成立为无地域、无行业特征集团有限公司，是****市最大的综合型民营企业之一，主要从事货物运输、石油化工、房地产开发、物业管理等业务。集团现拥有国家二级建筑安装资质；房地产开发公司具有国家四级开发资质；物业公司是河口区最早具备物业管理资质的专业公司；运输公司是****市四家具备危险品运输资质的运输企业之一，是河口区最大的运输企业。
集团公司成立九年来，立足本地资源优势，采取多元化经营战略，逐步形成了一个拥有员工1200余人的现代化企业。曾先后荣获“****市十佳民营企业”、“****市重点保护企业”、“****市十佳青年民营企业”、“中国农业银行山东省分行AAA级信誉企业”、“山东省工商系统诚信纳税企业”、“中国优秀企业”等荣誉称号。
****集团接管********石油化工厂有限公司后不断深化企业改革，切实转换经营机制，以现代化企业制度的标准严格要求，使企业焕发出了勃勃生机。为优化管理资源，创新工作绩效，提升管理的科学化水平，以适应公司不断发展壮大的需要，********石油化工厂有限公司先后通过ISO9000质量管理体系和ISO14000环境管理体系认证，建立了较为完善的质量环境管理体系。
目前，****集团（********石油化工厂有限公司）已拥有40万吨/年常减压装置、120万吨/年重油分馏装置、20万吨/年催化裂化装置、5万吨/年气体分离装置、5万吨/年脱硫装置、1万吨/年MTBE装置、80万吨/年延迟焦化装置、30万吨/年加氢精制装置和5000标方/小时的干气制氢装置各一套及其配套设施，固定资产5.45亿元，职工700多人，下设财务部、办公室、生产技术部、安全设备部、生产车间及后勤服务单位等18个部门。
为加快企业发展，不断提高企业的经济效益和社会效益，****集团以国家大力支持民营经济的发展为契机，为断扩大石化公司的经营规模，发挥企业管理优势和资源优势，走石油炼制精细化工之路。
****集团（********石油化工厂有限公司）位于胜利油区，从事石油加工多年，在原油采购、生产技术、企业管理、产品市场开发等方面积累了丰富的经验。面对国内外炼油行业的激烈竞争，特别是加入WTO后企业环境的巨大变化，提高企业的竞争能力，提高原油的加工深度、精度，才能为企业的生存和发展创造必要的条件。随着国民经济的发展，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。为了公司的发展并充分利用国内及国际重油资源，向深加工要效益，****集团（********石油化工厂有限公司）拟将5000Nm3/h制氢及30万吨/年加氢精制装置改造为8000Nm3/h制氢及50万吨/年加氢精制装置。
第三节 项目的范围
本改造项目以焦化干气为主原料，以轻石脑油为备用原料生产工业氢，生产氢气规模为8000Nm3/h。然后对重油催化改造装置的柴油进行加氢，改善重催柴油的品质。
干气制氢工艺由原料气压缩、原料气精制、轻烃水蒸气转化、中温变换、PSA以及余热回收等部分组成。加氢工艺由反应、分馏、压缩及废水汽提等部分组成。
第四节 研究结果
一、项目概况
****集团（********石油化工厂有限公司）8000Nm3/h制氢及50万吨/年加氢精制改造装置,制氢采用价格较低、产氢率较高的焦化气作为装置原料，与采用轻石脑油作为原料相比，能显著的降低装置氢气成本；采用较高的转化出口温度，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；选用较低的水碳比（3.5）进一步降低转化炉的燃料消耗。
基本工艺为：原料气压缩→原料气精制→转化→中温变换→变压吸附PSA。
加氢改造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。反应部分采用炉前混氢方案；生成油脱硫化氢塔采用直接吹汽法；催化剂的预硫化采用湿法硫化方案，催化剂再生采用器外再生。污水汽提单元采用单塔汽提、侧线抽氨工艺技术。滤后原料缓冲罐、软化水罐等采用氮气保护，防止其与空气接触。为防止原料中固体杂质带入反应床层，使催化剂结块，造成压降增加过快，采用了自动反冲洗过滤器。高压换热器采用双壳程式换热器，传热效率高、压降低，减少设备台数和占地面积。
二、主要技术经济指标
1、主要产品名称、数量及规格
序号
产品名称
密度
g/cm3
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
序号
产品名称
密度
g/cm3
用量
x104t/a
备注
1
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) 0.45 MpaG
污垢系数 1.68×10-4m2.K/W
(3)新鲜水
温度常温
压力 0.4 MpaG
污垢系数 5.17×10-4m2.K/W
(4)除盐水
温度 常温
压力 0.3 MpaG
(5)压缩空气
温度 常温
压力 0.6 MpaG
(6)仪表风
温度 常温
压力 0.6 MpaG
露点 ­40℃
（7）电
6000V 50Hz
380V 50Hz
220V 50Hz
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
序号
项目名称
单位
数量
备注
1
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
2
产品方案

2.1
精制柴油
104t/a
47.5

3
年操作小时
h
8000

4
主要原辅材料消耗

4.1
原材料

4.1.1
重催柴油
104t/a
48

4.1.2
焦化干气
104t/a
1.66

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
t/a
42.8

4.2.3
水蒸汽
t/a
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)
kg/h
-6400
制氢产气
5.3
1.0MPa蒸汽
kg/h
4640

5.4
电
KW
2450

5.5
循环水
t/h
1098

5.6
除盐水
t/h
14.7

5.7
净化风
Nm3/h
280

5.8
氮气
Nm3/h
140

5.9
回收凝结水
kg/h
-4640
加氢回收
6
三废排放量

6.1
废水
t/h
5.7

6.2
炉子烟气
Nm3/h
117600

6.3
废催化剂
t/a
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
万元
10097

9.2
建设期利息
万元
144

9.3
铺底流动资金
万元
2159

10
年均总成本费用
万元
215168

11
年均销售收入
万元
227303

12
年均销售税金及附加
万元
8909

13
年均利润总额
万元
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
万元
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
万元
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
重催柴油
混合原料（模拟）
密度（20℃）,g/cm3
0.8396
0.8102
运动粘度, mm2/s 20℃
4.714

运动粘度, mm2/s 50℃
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：
项目
初期
末期
加氢精制产品
精制柴油
精制柴油
密度（20℃）,g/m3
0.8365
0.8383
运动粘度，mm2/s20℃
4.4
4.3
凝点，℃
-4
-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
1.0
碱性氮， u g/g
101
133
闪点，℃
70
69
芳烃，%
25
29
铜片腐蚀，（50℃，3h）
合格
合格
10%残炭，m%
0.02
0.03
S, μg/g
325
390
N, μg/g
220
255
十六烷值
53
52
溴价，gBr/100ml
1.80
1.86
馏程，℃：馏点
180
180
10%
214
213
30%
218
217
50%
271
270
70%
298
298
90%
336
336
95%
344
343
终馏点
350
350

主要产品产量一览表
序号
名称
单位
数量
相态
去向
1
精制柴油
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；选用较低的水碳比（3.5）进一步降低转化炉的燃料消耗。
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。反应部分采用炉前混氢方案；生成油脱硫化氢塔采用直接吹汽法；催化剂的预硫化采用湿法硫化方案，催化剂再生采用器外再生。污水汽提单元采用单塔汽提、侧线抽氨工艺技术。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。为防止原料中固体杂质带入反应床层，使催化剂结块，造成压降增加过快，采用了自动反冲洗过滤器。高压换热器采用双壳程式换热器，传热效率高、压降低，减少设备台数和占地面积。
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m3 5.5
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m3 0.8×2
氧化锌脱硫剂装置m3 2.75×2
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/mol 3.5
催化剂装置m3 2.4
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-1 2198
催化剂装置m3 3.1
5、PSA
序号
步骤
压力Mpa(G)
时间（S）
1
吸附（A）
2.45
180
2
一均降压（E1D）
2.45→1.96
30
3
二均降压（E2D）
1.96→1.47
60
4
三均降压（E3D）
1.47→0.98
30
5
四均降压（E4D）
0.98→0.49
30
6
顺放（P）
0.49→0.22
30
7
逆放（D）
0.22→0.03
30
8
冲洗（PP）
0.03
90
9
四均升压（E4R）
0.03→0.49
30
10
三均升压（E3R）
0.49→0.98
30
11
二均升压（E2R）
0.98→1.47
60
12
一均升压（E1R）
1.47→1.96
30
13
产品氢升压（FR）
1.96→2.45
60

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
6.4
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，℃
初期
末期
上床层：入口温度
302
325
出口温度
345
366
温升
43
41
下床层：入口温度
337
358
出口温度
367
387
温升
30
29
床层平均反应温度，℃
344
364
反应器总温升，℃
73
70
反应器入口氢油比
400
400
床层间冷氢量，Nm3/h
2500
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
操作温度，℃ 45
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
出口压力，Mpa（a） 9.8
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。
加热后的原料气，进入加氢反应器（R4001），先在加氢催化剂的作用下发生烯烃饱和反应，同时发生有机硫转化反应和有机氯转化反应，使有机硫转化为无机硫、有机氯转化为无机氯。然后进入氧化锌脱硫反应器，在此氧化锌与硫化氢发生脱硫反应，脱除原料中的硫。精制后的气体中硫含量小于0.2ppm，进入转化部分。
精制后的原料气在进入转化炉（F4002）之前，按水碳比3.5与3.5Mpa水蒸汽混合，再经转化炉对流段（原料预热段）预热至500℃，由上集合管进入转化炉辐射段。转化炉管内装有转化催化剂，在催化剂的作用下，原料气与水蒸气发生复杂的转化反应。整个反应过程表现为强吸热反应，反应所需的热量由设在转化炉顶部的气体燃料烧嘴喷出的燃料燃烧来提供。出转化炉的高温转化气经转化气蒸汽发生器（E4001）发生中压蒸气后，温度降至360~380℃，进入中温变换。
由转化气蒸汽发生器（E4001）来的360~380℃转化气进入中温变换反应器（R4003），在催化剂的作用下发生变换反应，将变换气中CO含量降至3%（干基）左右。中变气经锅炉给水第二预热器（E4002）预热锅炉给水，锅炉给水第一预热器（E4003）预热锅炉给水、除盐水预热器（E1004）预热除盐水回收大部分的余热后，再经中变气水冷却器（E4005）降温至40℃，并经分水后进入PSA。
来自中温变换部分的中变气压力2.45Mpa（G）温度40℃，自塔底进入吸附塔T4101A~H中正处于吸附工况的塔，在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。
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（V4102）。冲洗解吸气进入解吸气缓冲罐（V4103），然后经调节阀调节混合后稳定地送往造气工段，用作燃气。
2、加氢部分
原料油自管网来，过滤后进入滤后原料缓冲罐，再由反应进料泵抽出升压后，先与氢气混合，再与加氢精制反应产物进行换热，然后经加热炉加热至310℃，自上而下流经加氢精制反应器。在反应器中，原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。
从加氢精制反应器出来的反应产物与混氢原料及低分油换热后，再进入反应产物空冷器，冷却至60℃左右进入反应产物后冷器，冷至45℃左右进入高压分离器进行油、水、气三相分离。为了防止加氢反应生成的硫化氢和氨在低温下生成铵盐，堵塞空冷器，在空冷器前注入洗涤水。高压分离器顶气体经循环压缩机升压后，与经压缩后的新氢混合，返回到反应系统。
从高压分离器中部出来的液体生成油减压后进到低压分离器中，继续分离出残余的水。油相去分馏。
从高压分离器及低压分离器底部出来的含硫含氨污水，送至污水汽提单元处理。
低分油经与反应产物及柴油产品换热后，进入生成油脱硫化氢塔。塔顶油气经空冷器、水冷器冷凝冷却到40℃，进入塔顶回流罐。液体作为塔回流。含硫气体和低分气一起送到延迟焦化装置进行脱硫。从塔底出来的脱硫化氢油直接进入分馏塔。
分馏塔顶油气经分馏塔空冷器和分馏塔顶后冷器冷凝冷却到40℃，进入塔顶回流罐，罐顶少量油气至火柜系统，罐底轻石脑油用塔顶回流泵抽出，一部分作为回流打入分馏塔顶部，另一部分作为产品（石脑油）送出装置。
分馏塔底由分馏塔底重沸炉提供热量，精制柴油从塔底抽出后，经精制柴油泵升压与低分油换热后，再经精制柴油空冷器、后冷器冷却至45℃，作为产品送出装置。
二、进出装置的物料平衡
1、制氢部分
进出物料平衡表
入 方
出 方
序号
物料
数量
(万t/a)
备注
序号
物料
数量
(万t/a)
备注

1
2
3
4

焦化干气
水蒸汽

合计

1.66
2.73

4.39

1
2
3
4

氢气
脱附气

合计

0.520
3.87

4.39

用做燃料气

2、加氢部分
进出物料平衡表
入 方
出 方
序号
物料
数量
(万t/a)
备注
序号
物料
数量
(万t/a)
备注

1
2
3
4

重催柴油
氢气

合计

48.0
0.52

48.52

1
2
3
4

精制柴油
气体
损失
合计

47.5
0.764
0.256
48.52

用做燃料气

3、制氢和加氢总物料平衡
进出物料平衡表
入 方
出 方
序号
物料
数量
(万t/a)
备注
序号
物料
数量
(万t/a)
备注
1
焦化干气
1.66

1
脱附气
3.87
用做燃料气
2
水蒸汽
2.73

2

3

4
重催柴油
48.0

4
精制柴油
47.5

5

5
气体
0.764
用做燃料气
6

6
损失
0.256

合计
52.39

52.39

第四节 自控水平
一、自控水平
装置改造将采用新一代的集散型控制系统（DCS），为全面监视和控制全装置的检测点和控制点，保证装置的平稳操作和安全生产，并发挥DCS系统的优势，装置所有远传的过程信号都将送入DCS系统中；这些信号经过处理将分别用于实时控制、实时显示报警、并生成各种生产和管理用的记录和报表。在设计DCS系统的配置时，将充分考虑其硬件、软件的可靠性、主流型和先进性、以及系统的可扩展性、网络开放性，网络通讯的硬件平台及其相应接口，使采用的DCS系统能适应现阶段的要求。
根据国内外仪表生产及应用状况，所设置的自动控制系统按达到国内外同类型工程目前的先进水平考虑，以实现集中控制、平稳操作、安全生产、强化管理，并实施先进控制和优化控制策略，提高产品产量和质量，降低能耗，使工厂实现“安、稳、长、满、优”生产操作，提高经济效益，适应企业将面临的国际竞争。
二、仪表选型
为了保证装置长期、安全、可靠运行，控制系统的控制器（CPU）、I/O卡件、供电单元、通讯网络和接口单元等均有双重化冗余。根据本装置现场情况，仪表控制回路及检测回路选用隔爆型仪表。
在选择仪表（如变送器、安全栅、报警设定器、信号转换器、执行器、分析器等）时，将充分考虑目前现在装置中仪表的运行情况，在国产仪表和国外仪表中的筛选出性能价格比最好的仪表，使设计出的每个控制或监测回路都能在安全、可靠、长周期、自动状态下运行，提高整个装置的仪表投用率和自动化管理水平。
1、温度仪表
进控制室指示、控制的全部采用铂热电阻和热电偶，就地指示的采用双金属温度计。
2、压力仪表
　　进控制室指示、控制的压力仪表采用智能压力变送器，就地指示的用弹簧管压力表和耐震、隔膜压力表。
3、液位仪表
　　液位测量用浮筒或智能差压变送器。
4、流量仪表
　　选用椭圆齿轮流量计、超声波流量计、威力巴流量计，一般流量采用节流装置和差压变送器。
5、分析仪表
　　可燃气体报警选用国内合资产品。
三、主要仪表设备
1、控制室仪表
DCS控制系统 1套
21″CRT 工程师站（含操作台） （1套）
21″CRT 操作台（含操作台） （2套）
A4激光打印机3台
I/O机笼
I/O输入/输出卡件 一批
电源
开关量 输入/输出卡件 一批
2、现场仪表
压力变送器 32台
温度变送器 56台
差压变送器 16台
椭圆齿轮流量计 18台
可燃气体检测变送器 21台
气动调节阀 76套
安装材料 一批
计算机控制电缆 一批
电缆桥架 一批
四、控制室
1、控制室仪表供电要求双回路提供，由不间断电源UPS供给：
输入电压：220VAC 50HZ
输出电压：220VAC 50HZ
输出容量 20KVA
切换时间 无瞬间
不停电时间 30分钟
2、现场仪表供气
气源压力不小于0.6Mpa， 耗气量280