30 萬噸/年加氫精制及制氫聯(lián)合裝置 初步技術方案 Zhejiang Meiyang International Petrochemical Pharmaceutical Engineering Design CO.,LTD. 2008 年年 9 月月 21 日日 目目 錄錄 第一節(jié)第一節(jié) 工程簡述及設計原則工程簡述及設計原則2 2 第二節(jié)第二節(jié) 裝置規(guī)模、原料及產(chǎn)品方案裝置規(guī)模、原料及產(chǎn)品方案3 3 第三節(jié)第三節(jié) 工藝技術方案及流程簡述工藝技術方案及流程簡述4 4 第四節(jié)第四節(jié) 裝置平面布置裝置平面布置1515 第五節(jié)第五節(jié) 公用工程消耗公用工程消耗1616 第六節(jié)第六節(jié) 投資估算投資估算1818 第七節(jié)第七節(jié) 技術保證技術保證1919 第一節(jié)第一節(jié) 工程簡述及設計原則工程簡述及設計原則 一、工程簡述一、工程簡述 xx 公司擬建設 30 萬噸/年汽柴油加氫精制裝置，原料組成為 15 萬噸/年催化柴油，1112 萬噸/年焦化柴油，34 萬噸/年焦化汽油， 根據(jù)加氫精制裝置的生產(chǎn)規(guī)模及產(chǎn)品方案，需配套 5000m3n/h 制氫裝 置。（年操作時數(shù)為 8000 小時）。 二、設計范圍及原則二、設計范圍及原則 1、30 萬噸/年汽柴油加氫精制裝置、5000m3n/h 制氫裝置按聯(lián)合 裝置布置，制氫裝置只為汽柴油加氫精制裝置供氫。設計范圍為聯(lián)合 裝置邊界線以內(nèi)，主要內(nèi)容包括：加氫的反應、分餾部分，制氫的轉 化造氣、變換和 PSA 部分，以及聯(lián)合裝置的變配電室和中心控制室。 加氫精制裝置的含硫氣體送至催化的產(chǎn)品精制裝置與催化干氣一起脫 硫。脫硫后的氣體作為制氫裝置的主原料，石腦油作為輔助原料。 2、加氫精制裝置的目的以脫硫、脫氮和烯烴飽和為主，不考慮 加氫改質。采用國內(nèi)催化劑、設備和工藝技術。 3、制氫裝置造氣單元采用催化干氣蒸汽轉化制氫專有技術；凈 化單元采用國內(nèi)變壓吸附（PSA）技術。 4、按年開工 8000 小時計算小時加工量。 5、嚴格執(zhí)行國家有關工程建設質量管理法規(guī)，確保裝置安全、 穩(wěn)定、長周期運行，減少維護維修的工作量，從而提高整體的經(jīng)濟效 益。 6、認真貫徹國家關于環(huán)境保護和勞動保護的法規(guī)和要求。認真 貫徹安全第一預防為主的指導思想。對生產(chǎn)中易燃易爆有毒有害物質 設置必要的防范措施。三廢排放要符合國家現(xiàn)行有關標準和法規(guī)。 7、裝置工藝過程控制采用 DCS，以提高裝置的自動化水平。 8、為節(jié)約外匯，主要設備和材料均立足于國內(nèi)供貨。 第二節(jié)第二節(jié) 裝置規(guī)模、原料及產(chǎn)品方案裝置規(guī)模、原料及產(chǎn)品方案 一、加氫精制裝置一、加氫精制裝置 1、生產(chǎn)規(guī)模及實際加工量 生產(chǎn)規(guī)模為：30 萬噸/年。 其實際加工量應為：30 萬噸/年。 2、原料組成 催化柴油 15 萬噸/年； 焦化柴油 1112 萬噸/年； 焦化汽油 34 萬噸/年。 3、燃料 以脫硫氣體為燃料，不考慮使用重質燃料油。 4、產(chǎn)品方案 以脫硫、脫氮和烯烴飽和為主，不考慮加氫改質。生產(chǎn)低硫、低 氮、安定性較好的汽、柴油調和組分。 二、制氫裝置二、制氫裝置 1、生產(chǎn)規(guī)模及實際加工量 根據(jù)加氫精制裝置的生產(chǎn)規(guī)模及產(chǎn)品方案，制氫裝置的實際產(chǎn)氫 量應為：0.300.36 萬噸/年。其生產(chǎn)規(guī)模應確定為：5000m3n/h 工業(yè) 氫。（年操作時數(shù)為 8000 小時）。 2、原料 以脫硫后的催化干氣、加氫干氣（或焦化干氣）等氣體作為制氫 裝置的主原料，石腦油作為輔助原料。原來的規(guī)格要求如下： 脫硫氣體：總硫含量 50ppm。 石腦油：烯烴1%mol，芳烴含量13%，環(huán)烷烴36，干點 180，總硫含量 100ppm。 3、燃料 裝置正常生產(chǎn)時，燃料主要由 PSA 的解吸氣提供，不足部分由脫 硫氣體補充。 4、產(chǎn)品方案 裝置主要產(chǎn)品為工業(yè)氫,副產(chǎn)的變壓吸附（PSA）解吸氣作為轉化 爐的燃料。 工業(yè)氫規(guī)格： 組成： 組分 V H2 99.99 CH4 5ppm CO 10PPm CO2 5PPm H2O 10PPm 100.00 第三節(jié)第三節(jié) 工藝技術方案工藝技術方案及流程簡述及流程簡述 一、加氫精制裝置一、加氫精制裝置 (一)工藝技術方案 根據(jù)原料的組成，焦化汽油的量較少，不宜單獨進料，因此考慮 采用與柴油混合進料的加工方式，有利于降低裝置的投資。 汽柴油加氫精制的工藝和工程技術非常成熟，其核心是加氫精制 催化劑。目前，北京石油化工科學研究院和撫順石油化工研究院分別 開發(fā)了各自的加氫精制技術和加氫精制催化劑 RN-1 或 RN-10 和 FH-5A 或 FH-98，采用上述加氫精制技術可以提高原料儲存安定性及熱安定 性，同時可少量提高十六烷值（1-3 個單位），降低硫含量。 FH-98 與參比劑-2、參比劑-3 加氫活性比較* 催化劑FH-98參比劑-2參比劑-3 油品名稱原料油精制油精制油精制油 氮含量,g/g122698135126 脫氮率, m%92.087.589.7 * 工藝條件：氫分壓 6.0MPa、體積空速 2.0h-1、氫油體積比 500：1、反應溫度：350 C 推薦加氫精制催化劑為 FH-98，以取得高收率。操作條件如下： 反應器主要操作條件 反應器加氫精制 （保護劑段/精制段） 反應器入口氫分壓力，MPa6.4 體積空速，h-120.0/2.0-2.2 反應器入口氣油體積比500 平均反應溫度，C345 * 精制段溫度根據(jù)原料量及氮含量變化調整。 所采用技術方案的特點如下：所采用技術方案的特點如下： 1、采用國產(chǎn)催化劑：采用撫順石油化工科學研究院的 FH-5A 或 FH-98 或北京石油化工科學研究院 RN-10 或其他性能相當?shù)膰a(chǎn)催化 劑。催化劑再生按器內(nèi)再生考慮。 2、氫氣和原料油混合后與反應流出物換熱以提高換熱器的傳熱效 率，然后經(jīng)加熱爐升溫，以降低原料油在加熱爐爐管內(nèi)的結焦程度。 3、采用技術成熟的雙殼程換熱器，提高換熱器傳熱效率。 4、裝置內(nèi)原料油緩沖罐采用燃料氣保護，使原料油與空氣隔離， 控制原料油氧含量，減輕高溫部位結焦程度。 5、采用熱壁型式和新型內(nèi)部構件的反應器，使進入催化劑床層的 物流分配和催化劑床層的徑向溫度分布均勻。 6、采用三相（油、氣、水）分離的立式高壓分離器。 7、在反應流出物空冷器上游側設置軟化水注入點，以防止低溫部 位銨鹽析出。 8、柴油汽提塔采用水蒸汽汽提，塔頂設注緩蝕劑設施，以減輕塔 頂流出物中硫化氫對汽提塔頂系統(tǒng)的腐蝕。 9、為了充分利用熱量，減少高壓換熱器臺數(shù)，設計考慮汽提塔進 料先與汽提塔底柴油換熱，然后再與反應流出物換熱至入塔溫度。 10、新氫壓縮機和循環(huán)氫壓縮機均采用電動往復式，各設一臺備 機。 11、催化劑預硫化采用氣相硫化方法。催化劑再生采用氮氣-空氣 循環(huán)再生方式，并設置相應設施。 12、再生過程的注堿系統(tǒng)采用堿液循環(huán)流程，降低堿耗，減少污 染。 (二) 工藝流程簡述 1、反應部分 自罐區(qū)來的四路原料油在原料油緩沖罐液面和流量控制下，通過 原料油過濾器除去原料中大于 25 微米的顆粒后，進入原料油緩沖罐， 原料油緩沖罐用燃料氣氣封。自原料油緩沖罐來的原料油經(jīng)加氫進料 泵增壓后，在流量控制下，經(jīng)反應流出物/原料油換熱器換熱后，與 混合氫混合進入反應流出物/反應進料換熱器，然后經(jīng)反應進料加熱 爐加熱至反應所需溫度，進入加氫精制反應器。該反應器設置兩個催 化劑床層，床層間設有注急冷氫設施。 自加氫精制反應器出來的反應流出物經(jīng)反應流出物/反應進料換熱 器、反應流出物/低分油換熱器 、反應流出物/原料油換熱器依次與 反應進料、低分油、原料油換熱，然后經(jīng)反應流出物空冷器及水冷器 冷卻至 45，進入高壓分離器 。為了防止反應流出物中的銨鹽在低 溫部位析出，通過注水泵將脫氧水注到反應流出物空冷器上游側的管 道中。 冷卻后的反應流出物在高壓分離器中進行油、氣、水三相分離。 高分氣(循環(huán)氫)經(jīng)循環(huán)氫壓縮機入口分液罐分液后，進入循環(huán)氫壓縮 機升壓，然后分兩路：一路作為急冷氫進反應器；一路與來自新氫壓 縮機的新氫混合，混合氫與原料油混合作為反應進料。含硫、含氨污 水自高壓分離器底部排出至酸性水汽提裝置處理。高分油相在液位控 制下經(jīng)減壓調節(jié)閥進入低壓分離器，其閃蒸氣體排至工廠燃料氣管網(wǎng)。 低分油經(jīng)精制柴油/低分油換熱器和反應流出物/低分油換熱器分 別與精制柴油、反應流出物換熱后進入柴油汽提塔 。入塔溫度用反 應流出物/低分油換熱器旁路調節(jié)控制。 新氫經(jīng)新氫壓縮機入口分液罐經(jīng)分液后進入新氫壓縮機 ，經(jīng)兩級 升壓后與循環(huán)氫混合。 2、分餾部分 從反應部分來的低分油經(jīng)精制柴油/低分油換熱器 、反應流出物/ 低分油換熱器換熱至 275左右進入柴油汽提塔。塔底用 1.0MPa 過熱 蒸汽汽提，塔頂油氣經(jīng)汽提塔頂空冷器和汽提塔頂后冷器冷凝冷卻至 40，進入汽提塔頂回流罐進行氣、油、水三相分離。閃蒸出的氣體 排至燃料氣管網(wǎng)。含硫含氨污水與高分污水一起送出裝置。油相經(jīng)汽 提塔頂回流泵升壓后一部分作為塔頂回流，一部分作為粗汽油去穩(wěn)定 塔。 從汽提塔頂回流罐來的粗汽油經(jīng)穩(wěn)定汽油（精制石腦油）/粗汽油 換熱后進入汽油穩(wěn)定塔 。穩(wěn)定塔底用精制柴油作穩(wěn)定塔重沸器熱源， 穩(wěn)定塔塔頂油氣經(jīng)穩(wěn)定塔頂水冷器冷凝冷卻至 40，進入穩(wěn)定塔頂回 流罐進行氣、油、水三相分離。閃蒸出的氣體排至燃料氣管網(wǎng)。含硫 含氨污水與高分污水一起送出裝置。油相經(jīng)汽提塔頂回流泵升壓后作 為塔頂回流。 為了抑制硫化氫對塔頂管道和冷換設備的腐蝕，在塔頂管道采用 注入緩蝕劑措施。緩蝕劑自緩蝕劑罐經(jīng)緩蝕劑泵注入塔頂管道。 塔底精制柴油經(jīng)柴油泵增壓后與低分油換熱至 80左右,然后進 入柴油空冷器冷卻至 50，經(jīng)柴油脫水罐脫水后出裝置。 3、催化劑預硫化流程 為了使催化劑具有活性，新鮮的或再生后的催化劑在使用前都必 須進行預硫化。本設計采用氣相硫化方法，硫化劑為二甲基二硫化物 （DMDS）。 催化劑硫化前先用硫化劑泵把 DMDS 抽入硫化劑罐中。硫化時，系 統(tǒng)內(nèi)氫氣經(jīng)循環(huán)氫壓縮機按正常操作路線進行循環(huán)。DMDS 自硫化劑罐 來，經(jīng)計量后與來自反應流出物/反應進料換熱器的氫氣混合后，進 入反應進料加熱爐 ，按催化劑預硫化升溫曲線的要求升溫，通過反 應器 中催化劑床層進行預硫化。 自反應器來的流出物經(jīng)換熱器和空冷器冷卻后進入高壓分離器進 行分離。氣體自高壓分離器頂部排出，大部分進入循環(huán)機進行循環(huán)， 小部分排至裝置外。催化劑預硫化過程中產(chǎn)生的水從高壓分離器底部 間斷排出。 4、催化劑再生流程 催化劑在運轉過程中將逐漸失去活性，為了使失活的催化劑恢復 活性，本裝置設置了催化劑器內(nèi)再生設施，催化劑再生采用氮氣空 氣循環(huán)再生方法。 催化劑再生時，反應系統(tǒng)充入氮氣，由循環(huán)機進行循環(huán)，催化劑 再生燒焦過程中所需的非凈化壓縮空氣由新氫壓縮機供給。 催化劑再生流程中采用了注氨、注堿措施。液氨由液氨罐經(jīng)液氨 泵升壓后注入到反應器出口管道中。新鮮堿液由槽車經(jīng)注堿泵升壓后 注入到混合器上游側。 堿液與再生氣經(jīng)混合器充分混合后進入高壓分離器。高壓分離器 氣體一部分排入大氣，大部分在反應系統(tǒng)內(nèi)部進行循環(huán)。高壓分離器 底部堿液一部分作為廢堿液經(jīng)減壓后送出裝置。另一部分堿液經(jīng)堿液 循環(huán)泵與堿液泵出口新鮮堿液混合進行堿液循環(huán)。 附圖 1 加氫裝置反應部分工藝流程圖。 附圖 2 加氫裝置分餾部分工藝流程圖。 二、制氫裝置二、制氫裝置 (一)工藝技術方案 以輕烴為原料制取工業(yè)氫，國內(nèi)外均認為蒸汽轉化法為最佳方案。 經(jīng)過多年的生產(chǎn)實踐，目前已積累了許多成功的工程設計與操作經(jīng)驗。 該裝置亦采用蒸汽轉化法制氫。 輕烴蒸汽轉化制氫裝置所配套的凈化工藝主要可分為兩種，即化 學凈化法（常規(guī)凈化法）和變壓吸附凈化法（PSA 凈化法）。由于以 催化干氣為原料，其中有較多的惰性氣體，為保證氫氣產(chǎn)品的純度， 該裝置須采用變壓吸附凈化法（PSA 凈化法）。 典型的催化干氣組成如下： 序號組成催化干氣 摩爾分率（干基） 1 H226.7535 2C127.4549 3C210.4208 4C30.7014 5IC41.3026 5NC40.1002 7IC50.3006 8C2H413.2265 9C3H61.8036 10CO22.7054 11N214.2285 12O21.0020 主要工藝過程操作條件主要工藝過程操作條件 1、加氫反應器 管程 殼程 介質 原料氣 熱載體 入口溫度 250 250 出口溫度 380 350 入口壓力 MPa(abs) 3.20 0.6 出口壓力 MPa(abs) 3.18 0.65 加氫催化劑裝量 m3 4 2、脫硫反應器 入口溫度 370 出口溫度 360 入口壓力 MPa(abs) 3.17 出口壓力 MPa(abs) 3.15 脫硫劑裝量 m3 5.0 3、轉化爐輻射段 入口溫度 500 出口溫度 820 入口壓力 MPa(abs) 3.0 出口壓力 MPa(abs) 2.75 碳空速 h-1 862 水碳比 mol/mol 3.5 催化劑裝量 m3 2.4 4、中溫變換反應器 入口溫度 360 出口溫度 415 入口壓力 MPa(abs) 2.72 出口壓力 MPa(abs) 2.70 空速（干） h-1 2400 催化劑裝量 m3 3.1 5、PSA 單元操作條件 入口溫度 40 入口壓力 MPa(G) 2.5 產(chǎn)氫壓力 MPa(G) 2.4 主要工藝技術特點主要工藝技術特點 1、采用催化干氣作為裝置原料，和輕石腦油作為制氫裝置的原料 相比，提高了原料產(chǎn)氫率，降低了原料和燃料消耗。 2、優(yōu)化裝置設計，合理選擇工藝參數(shù)，采用較高的轉化出口溫度 （820），增加轉化深度，提高單位原料的產(chǎn)氫率，從而降低原料 和燃料消耗；選用較低的水碳比（3.5），進一步降低轉化爐的燃料 消耗。 3、原料精制部分烯烴飽和反應放出的熱量采用熱載體取熱方案， 既省掉一臺固定床反應器，又能控制加氫反應器出口溫度在 350380，保證了 ZnO 脫硫溫度要求。 4、在原料氣的預熱方面，采用開工加熱爐和原料預熱爐二合一的 方案。不僅增加了原料預熱溫度調節(jié)的靈活性，又增加了中壓蒸汽的 產(chǎn)量。 5、為了提高裝置的可靠性，確保裝置長周期安全運行，轉化催化 劑選用齊魯化工研究院研制生產(chǎn)的蒸汽轉化催化劑 Z402/Z405。 6、一氧化碳變換部分僅采用中溫變換流程，不采用低溫變換流程， 以降低裝置投資，簡化制氫流程，縮短開工時間。 7、采用三合一的產(chǎn)汽流程（即煙道氣、轉化氣、中變氣的產(chǎn)汽系 統(tǒng)共用一臺汽包），簡化了余熱回收流程，降低了裝置投資。 8、優(yōu)化換熱流程，合理利用余熱能位，提高有效能效率。 利用轉化爐煙道氣高溫位余熱預熱原料氣，利用煙道氣和轉化 氣的高溫位余熱發(fā)生 3.5MPa 中壓蒸汽。所產(chǎn)蒸汽一部分作為工藝用 汽，多余部分減溫減壓外輸至低壓蒸汽管網(wǎng)。 利用中變氣高溫位余熱預熱鍋爐給水，以增加中壓蒸汽產(chǎn)量。 利用煙道氣低溫位余熱預熱燃燒空氣，以降低轉化爐的燃料用 量。 在維持合理傳熱溫差的前提下，降低排煙溫度，提高轉化爐、 原料預熱爐的熱效率，以降低燃料消耗。 9、回收工藝冷凝水，減少裝置脫鹽水用量。在變換氣冷卻過程中 將產(chǎn)生大量的冷凝水，這部分冷凝水如直接排放，將會污染環(huán)境或增 加污水處理場負擔。本設計將工藝冷凝液經(jīng)汽提塔汽提后直接進入除 氧器，除氧后作為鍋爐給水。這樣既保護了環(huán)境，又減少了脫鹽水用 量。 10、采用型管雙殼程換熱器，加深換熱深度，提高熱效率。 11、采用 PSA 凈化工藝，簡化了制氫流程，提高了氫氣質量，降 低了裝置能耗。 (二) 工藝流程簡述 1、進料系統(tǒng) 原料氣由裝置外進入原料氣緩沖罐，然后經(jīng)壓縮機壓縮后進入原 料氣脫硫部分。 2、烯烴飽和及脫硫部分 進入烯烴飽和及脫硫部分的原料氣經(jīng)原料氣加熱爐預熱至 250 左右，進入列管式加氫反應器中發(fā)生烯烴飽和及有機硫轉化反應。烯 烴飽和反應是強放熱反應，反應放出的熱量通過殼程的熱載體取熱， 并控制出口溫度為 350380。經(jīng)過烯烴飽和以及有機硫轉化為無機 硫后進入氧化鋅脫硫反應器脫除硫化氫。精制后的氣體硫含量小于 0.2PPm，烯烴含量小于 1%，然后進入轉化部分。 3、轉化部分 精制后的原料氣按水碳比 3.5 與 3.5MPa 水蒸汽混合，再經(jīng)轉化爐 對流段予熱至 500，進入轉化爐輻射段。在催化劑的作用下， 發(fā)生復雜的水蒸汽轉化反應。整個反應過程是吸熱的，所需熱量 由分布在轉化爐頂部的氣體燃料燒嘴提供，出轉化爐 820高溫轉化 氣經(jīng)轉化氣蒸汽發(fā)生器換熱后，溫度降至 360，進入中溫變換部分。 4、變換部分 來自轉化氣蒸汽發(fā)生器約 360的轉化氣進入中溫變換反應器， 在催化劑的作用下發(fā)生變換反應，將變換氣中 CO 含量降至 3左右。 中變氣經(jīng)鍋爐給水第二換熱器、鍋爐給水第一換熱器、脫鹽水預熱器 進行熱交換回收大部分余熱后，再經(jīng)中變氣水冷卻器冷卻至 40，并 經(jīng)分水后進入 PSA 單元。 5、PSA 單元 來自造氣單元壓力約 2.5MPa（G）、溫度 40中變氣進入界區(qū)后， 自塔底進入吸附塔中正處于吸附工況的塔（始終同時有兩臺），在其 中多種吸附劑的依次選擇吸附下，一次性除去氫以外的幾乎所有雜質， 獲得純度大于 99.99的產(chǎn)品氫氣，經(jīng)壓力調節(jié)系統(tǒng)穩(wěn)壓后送出裝置。 當吸附劑吸附飽和后,通過程控閥門切換至其它塔吸附,吸附飽和 的塔則轉入再生過程。在再生過程中，吸附塔首先經(jīng)過連續(xù)四次均壓 降壓過程盡量回收塔內(nèi)死空間氫氣，然后通過順放步序將剩余的大部 分氫氣放入順放氣罐(用作以后沖洗步序的沖洗氣源)，再通過逆放和 沖洗兩個步序使被吸附雜質解吸出來。逆放解吸氣進入解吸氣緩沖罐， 沖洗解吸氣進入解吸氣緩沖罐，然后經(jīng)調節(jié)閥調節(jié)混合后穩(wěn)定地送往 造氣單元的轉化爐作為燃料氣。 6、熱回收及產(chǎn)汽系統(tǒng) 來自裝置外的脫鹽水經(jīng)脫鹽水預熱器預熱后與來自酸性水氣提塔 的凈化水混合后進入除氧器。除氧水經(jīng)中壓鍋爐給水泵升壓后，再經(jīng) 鍋爐給水第一預熱器和鍋爐給水第二預熱器預熱后進入中壓汽包。 鍋爐水通過自然循環(huán)的方式分別經(jīng)過轉化爐對流段的產(chǎn)汽段、水 保護段及轉化氣蒸汽發(fā)生器產(chǎn)生中壓蒸汽。所產(chǎn)生的中壓蒸汽在轉化 爐對流段蒸汽過熱段過熱至 430離開汽包。一部分蒸汽作為工藝蒸 汽使用；另一部分減溫減壓至 1.0MPa 進入全廠低壓蒸汽管網(wǎng)。 第四節(jié)第四節(jié) 裝置平面布置裝置平面布置 一、遵守的主要標準、規(guī)范 石油化工企業(yè)設計防火規(guī)范 GB50160-92（1999 年版） 爆炸和火災危險環(huán)境電力裝置設計規(guī)范 GB50058-92 石油化工企業(yè)建筑設計規(guī)范 SHJ17-90 石油化工企業(yè)工藝裝置設備平面布置設計通則 SHJ11-89 二、平面布置 根據(jù)金澳科技（湖北）化工有限公司公司 30 萬噸/年加氫精制及 制氫聯(lián)合裝置的規(guī)劃，30 萬噸/年汽柴油加氫精制裝置、5000m3n/h 制 氫裝置按聯(lián)合裝置布置，可布置在汽柴油加氫精制及制氫裝置的預留 地內(nèi)。 三、裝置占地：見附圖 5 總平面布置圖，占地約 1.62 公頃（含裝 置周邊道路面積的一半）。 第五節(jié)第五節(jié) 公用工程消耗公用工程消耗 一、加氫精制裝置公用工程消耗 序號項 目單 位數(shù) 量備 注 1循環(huán)水t/h145.30連續(xù) 2生活水t/h2間斷 3電Kwh/h963.40連續(xù) 41.0MPa蒸汽t/h0.44間斷 5燃料氣M3n/h327連續(xù) 6凈化壓縮空氣M3n/h240.00連續(xù) 7非凈化壓縮空氣m3n/h900間斷 8軟化水t/h1.00 9氮氣m3n4000間斷 二、制氫公用工程消耗 序號 名 稱單位數(shù)量備 注 1催化干氣m3n/h2315連續(xù)（原料） 2燃料氣m3n/h275連續(xù) 3循環(huán)水t/h205連續(xù) 4生活水t/h2間斷 5除鹽水t/h5.94連續(xù) 6電 6000VKWh/h140連續(xù) 380VKWh/h77.55 220VKWh/h15照明及儀表 7非凈化壓縮空氣m3n/h200間斷 8凈化壓縮空氣m3n/h200連續(xù) 91.0MPa 蒸汽t/h-3.6外輸 1.0MPa 蒸汽t/h5消防及吹掃 10氮氣m3n/h1