汽柴油加制氢介绍课件

加氢、制氢技改项目培训一、装置概况一、装置概况 本项目包括3套装置，分别为40万吨/年汽柴油混合加氢装置、8000nm3/h催化干气制氢装置和30万吨/年催化汽油加氢装置，其中40万吨/年汽柴油加氢装置和8000nm3/h催化干气制氢装置联合布置。三套装置的设计寿命均为15年，年开工8000小时。1、40万吨万吨/年汽柴油混合加氢装置年汽柴油混合加氢装置 该装置设计点为38.56万吨/年，其中直馏柴油、催化柴油、直馏汽油的比例分别为57.05%、35.17%、7.78%，最大加工量为46万吨/年，最小加工量为26万吨/年。装置原料主要性质为：装置产品设计目标为：1)精制柴油硫含量：350ppm 2)精制汽油（石脑油）干点：200 3)精制柴油闪点：552、8000nm3/h催化干气制氢装置催化干气制氢装置 该装置设计点为8000nm3/h，操作弹性为55115%。原料为脱硫后的催化干气，备用原料为丙烷。原料主要组成为：产品设计目标为：产品设计目标为：1)产品氢纯度：99.9mol%产品氢中CO+CO2：20 PPm 产品氢中N2：0.08 mol%产品氢中CH4：0.02 mol%2)产品氢气压力 2.4 MPa.G3)产品氢温度 40 4)PSA部分解吸气排气压力 0.03 MPa5)PSA部分氢气回收率(设计值)83%3、30万吨万吨/年催化汽油加氢装置年催化汽油加氢装置 该装置设计点为28.80万吨/年催化汽油，最大加工量为36万吨/年，最小加工量为20万吨/年。装置主要原料为催化汽油，其主要性质为：产品设计目标为：1)加氢后汽油产品硫含量150PPm（主要由专利商保证）。2)加氢处理RON损失1.5个单位（主要由专利商保证）。3)重汽油加氢单元C5+以上液体收率99.6 m%。三套装置与一期项目装置共用一套公用工程，并在此基础上新增2台1000m3原料调合罐，以保证装置进料的平稳性；新上10000m3气柜一台，以缓解火炬系统的压力，并能达到合理利用装置废气的目的。二、装置平面布置二、装置平面布置 三套装置的平面布置综合考虑了全厂现有装置和空地，进行了合理布置，具体位置见全厂平面布置图。装置位于10t/h酸性水汽提装置以东，20万吨/年气分、4万吨/年MTBE装置以北（管廊以北），东临厂区中心路，占地面积12248.5m3。新增2台1000m3原料调合罐及10000m3气柜位于20万吨/年气分装置以北，管廊以南。三、工艺流程叙述（一）、40万吨/年汽柴油加氢精制装置工艺流程（二）、8000nm3/h催化干气制氢装置工艺流程（三）、30万吨/年催化汽油加氢精制装置工艺流程（一）、（一）、40万吨万吨/年汽柴油加氢装置年汽柴油加氢装置1、工艺流程特点、工艺流程特点反应部分采用冷分流程；分馏部分采用柴油分馏塔加汽油稳定塔流程。1）加氢精制反应器催化剂床层分三层设置。2）用冷氢控制第二、三催化剂床层入口温度，提高反应器的操作灵活性，延长催化剂使用周期。3）采用炉前混氢方案，提高换热效率，减缓加热炉炉管结焦速度。4）采用工程技术成熟的新型双壳程换热器，提高传热效率，降低投资。5）原料油缓冲罐采用分馏塔顶气保护措施，避免原料油与空气接触。6）采用三相（油、气、水）分离的立式高压分离器。7）在反应流出物空冷器上游侧设置除盐水注入点，以防止低温部位硫化氢铵盐份析出和沉积堵塞反应流出物空冷器和水冷器；在反应流出物/原料油换热器上游侧设置除盐水注入点（间断注水），以防止氯化铵盐份析出，沉积堵塞反应流出物/原料油换热器。8）分馏塔设置重沸炉，使分馏塔具备精馏段和提馏段，实现汽油与柴油的清晰分割，柴油收率高，与蒸汽汽提操作方式相比，可避免柴油雾浊问题，并因减少水存在量，大大减弱了分馏塔顶系统和稳定塔顶系统有液态水存在位置的湿硫化氢腐蚀，有利于保证分馏部分的“安、稳、长、满、优”操作；另一方面可确保稳定塔重沸器的热源温位不低于240，即确保供热的可靠性从而确保稳定塔脱硫化氢操作的可靠性。9）分馏塔塔顶设注缓蚀剂设施，以减轻塔顶流出物中硫化氢对分馏塔顶系统的腐蚀。10）粗汽油进入稳定塔，脱除硫化氢和戊烷以下轻组分，塔底得到脱除硫化氢的稳定汽油，塔顶设注缓蚀剂设施，以减轻塔顶流出物中硫化氢对稳定塔顶系统的腐蚀。11）柴油产品先作稳定塔重沸器热源，然后与低分油换热，充分回收其热量。12）新氢压缩机和循环氢压缩机均采用电动往复式，各设一台备机。13）催化剂预硫化采用液相硫化方法，补硫设施与催化剂预硫化系统共用，以保证催化剂所必需的硫化氢浓度（或分压）的反应条件，催化剂再生采用器外再生方式。14）设原料油脱水器，保证进入反应器原料含水低于350ppm，延长催化剂寿命。15）设原料油阻垢剂设施，延长装置运行周期。16）设原料油自动反冲洗过滤器，过滤原料油中大于25 微米的颗粒，延缓催化剂床层压降上升速度，保证装置运行周期。2、生产流程简述、生产流程简述1）生产流程简述反应部分 自罐区来的原料油，按预期的原料比例，首先进入原料调合罐进行调和，然后在原料油缓冲罐（V3001）液面和流量控制下混合，经原料油脱水器（SW3001）脱水(保证原料水含量低于350ppm)，再通过原料油过滤器（FI3001）滤去原料中大于25微米的颗粒，然后进入原料油缓冲罐（V3001）。原料油缓冲罐采用燃料气进行保护。来自原料油缓冲罐（V3001）的原料油经加氢进料泵(P3001A,B)增压至9.2MPa(G)，在流量控制下，经反应流出物/原料油换热器(E3003A,B)换热后，与混合氢混合进入反应流出物/反应进料换热器(E3001A、B、C)，然后经反应进料加热炉（F3001）加热至反应所需温度，进入加氢精制反应器（R3001）。该反应器设置三个催化剂床层，床层间设有注急冷氢设施。来自加氢精制反应器（R3001）的反应流出物，经反应流出物/反应进料换热器（E3001A、B）、反应流出物/低分油换热器（E3002）、反应流出物/反应进料换热器（E3001C）、反应流出物/原料油换热器（E3003A、B）依次与反应进料、低分油、原料油换热，然后经反应流出物空冷器（A3001）冷却至50，最后经反应流出物水冷器（E3011）冷却至45进入高压分离器（V3002）。为了防止反应流出物中的铵盐在低温部位析出，通过注水泵（P3002A、B）将除盐水注至反应流出物空冷器（A3001）上游侧的管道中。冷却后的反应流出物在高压分离器（V3002）中进行油、气、水三相分离。高分气(循环氢)经循环氢脱硫塔入口分液罐(V3016)后进入循环氢脱硫塔（T3003）底部，与经贫溶剂泵（P3014A，B）升压的贫胺液逆向接触，脱除循环氢中的硫化氢，自循环氢脱硫塔（T3003）底部出来的富溶剂减压后经富容器闪蒸罐送出装置，自循环氢脱硫塔（T3003）顶部出来的脱硫后循环氢，高分气经循环氢压缩机入口分液罐(V3004)分液后，进入循环氢压缩机（C3002A、B）升压至8.7MPa（G），然后分两路：一路作为急冷氢进入反应器；另一路与来自新氢压缩机（C3001A、B）的新氢混合，混合氢与原料油混合作为反应进料。自高压分离器（V3002）底部排出的含硫、含氨污水减压后进入低压分离器（V3003），低压分离器（V3003）底部排出的含硫、含氨污水排至酸性水罐（V3013），再经酸性水泵（P3015A，B）送至硫磺回收装置的酸性水汽提系统处理。高压分离器（V3002）的油相在液位控制下经减压调节阀进入低压分离器(V3003)，低压分离器（V3003）闪蒸气体至焦化装置气压机出口。低分油经精制柴油/低分油换热器（E3004A、B）、热媒柴油/低分油换热器（E3012）以及反应流出物/低分油换热器（E3002）分别与精制柴油、反应流出物换热后进入分馏塔（T3001），入塔温度用反应流出物/低分油换热器（E3002）旁路调节控制。自制氢装置来的新氢经新氢压缩机入口分液罐（V3005）分液后进入新氢压缩机（C3001A、B），经两级升压至8.7MPa（G）与循环氢压缩机（C3002A、B）出口的循环氢混合。分馏部分a、柴油分馏系统 从反应部分来的低分油换热至290左右进入分馏塔（T3001），塔顶油气经分馏塔顶空冷器（A3003）冷凝冷却至约40，进入分馏塔顶回流罐（V3007）进行气、油、水三相分离。闪蒸出的气体至焦化装置脱硫；含硫含氨污水与低压分离器（V3003）底部排出的污水一起送至酸性水罐后去硫磺回收装置的酸性水汽提部分；油相经分馏塔顶回流泵（P3004A,B）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(V3010)经缓蚀剂泵（P3006）注入塔顶管道。分馏塔底精制柴油经精制柴油泵（P3003A、B）增压后分为两路：第一路作为产品，经E3008 作稳定塔重沸器热源，然后与低分油换热冷却至115左右,进入柴油空冷器（A3002）再冷却至50后出装置；第二路经流量控制阀后作为重沸液直接去分馏塔底重沸炉。部分分馏塔底重沸液经热媒柴油/低分油换热器（E3012）、制氢装置内的变温加氢反应器换热以及重沸炉加热后返回分馏塔底部。b、汽油稳定系统 从分馏塔顶回流罐（V3007）来的粗汽油经粗汽油/稳定汽油换热器（E3007A,B）后进入汽油稳定塔（T3002）。稳定塔用精制柴油产品作重沸器热源，稳定塔塔顶油气经稳定塔顶水冷器（E3009）冷凝冷却至40，进入稳定塔顶回流罐（V3016）进行气、油、水三相分离。闪蒸出的气体与分馏塔顶气一并送至焦化装置脱硫。含硫、含氨污水与低压分离器（V3003）底部排出的污水一起送至酸性水罐后去硫磺回收装置的酸性水汽提部分。油相经稳定塔顶回流泵（P3013A、B）升压后分两路，一路作为塔顶回流，另一路作为轻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（E3007A,B）换热后，经稳定汽油空冷器（A3004）、稳定汽油水冷器（A3004）冷却至约40出装置。催化剂预硫化部分 催化剂预硫化的目的是使催化剂中的金属活性元素从氧化态转变为硫化态，提高催化剂的活性和稳定性，新鲜的或再生后的催化剂在使用前均必须进行活化-预硫化。本装置采用液相硫化方法，硫化剂为二甲基二硫化物（DMDS）。催化剂硫化前先用硫化剂泵（P3012A、B）把DMDS 抽入硫化剂罐（V3012）中。硫化时，系统内氢气经循环氢压缩机（C3002A、B）按正常操作路线进行循环。DMDS 自硫化剂罐（V3012）来，经计量后与原料油泵（P3001A、B）入口的原料油混合，由原料油泵（P3001A、B）升压后经反应流出物/原料油换热器（E3003A、B）与来自循环氢压缩机（C3002A、B）的氢气混合，经反应流出物/反应进料换热器（E3001A、B、C）后进入反应进料加热炉（F3001），按催化剂预硫化升温曲线的要求升温，通过加氢精制反应器（R3001）中催化剂床层进行预硫化。自加氢精制反应器（R3001）出来的流出物经反应流出物/反应进料换热器（E3001 A,B）、反应流出物/低分油换热器（E3002）、反应流出物/反应进料换热器（E3001C）、反应流出物/原料油换热器（E3003A,B）换热、反应流出物空冷器（A3001）和反应流出物水冷器（E3011）冷却后进入高压分离器（V3002）进行分离。气体自高压分离器（V3002）顶部排出，大部分经循环氢压缩机入口分液罐（V3004）进入循环氢压缩机（C3002A,B）进行循环，小部分排至装置外。催化剂预硫化过程中产生的水从高压分离器（V3002）底部间断排出。催化剂再生流程 催化剂采用器外再生方式，废催化剂交由有资质单位处理。3、开工、停工条件、开工、停工条件 开工时，开工油从罐区来，经原料油脱水器（SW3001）、原料油过滤器（FI3001）、原料油缓冲罐（V3001）、加氢进料泵（P3001A、B）进入系统，待高分、低分建立液位后，反应部分建立循环。反应部分催化剂预硫化的同时，开工油引至精制柴油/低分油换热器（E3004A、B），向分馏部分进油，待汽油稳定塔建立液位后，分馏部分可以建立循环，以缩短开工时间。停工时，原料油缓冲罐（V3001）中油经不合格油线出装置。反应部分油从低压分离器（V3003）经不合格油线出装置。分馏部分油品经产品线或不合格油线出装置。（二）、（二）、8000nm3/h催化干气制氢装置催化干气制氢装置1、工艺技术特点、工艺技术特点 本装置借鉴国内外制氢装置、大型合成氨装置以及二氧化碳生产装置的设计和生产经验，采用类似装置多年的经验和成果，选用国内研制成功的新型催化剂和先进的工艺流程及设备，显著地降低生产成本和能耗，提高了装置运转的可靠性。1)采用催化干气作为装置原料，提高了原料产氢率，降低了原料和燃料消耗。2)合理选择工艺参数，采用较高的出口温度（820-840），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)氧化锌脱硫反应器设置两台，即可串联又可并联，可使氧化锌的利用率达到100%，并可实现不停工更换脱硫剂。4)在原料气的预热方面，采用原料预热炉的预热方案。不采用中变气和原料气换热流程。采用该方案后，不仅节约了投资、降低燃料消耗，又可确保PSA 装置的吸附剂不受污染。5)为了提高装置的可靠性，确保装置长周期安全运行，装置的催化剂选用国内成熟可靠的催化剂。其中转化催化剂选用齐鲁化工研究院研制生产的转化催化剂Z417W/Z418W。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，以降低装置投资，简化制氢流程，缩短开工时间。7)优化换热流程，合理利用余热温位，提高有效能效率。利用转化炉烟道气高温位余热预热脱硫后原料气，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，多余部分出装置。利用中变气高温位余热预热锅炉给水和除盐水。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，提高转化炉的热效率，以降低燃料消耗。8)回收工艺冷凝水，减少脱盐水量。在中变气冷却过程中，产生大量的冷凝水。水中除含有微量CO2、有机物外，金属离子含量很低（0.050.06ppm）。这部分酸性水如直接排放，将会污染环境或增加污水处理场负担。国内外对该部分酸性水的综合治理均十分重视。近年来投产的制氢装置，都将这部分酸性水汽提脱除CO2 等杂质后，再经除氧作为锅炉给水的补充水。本设计采用了这一先进成熟的回收技术，工艺冷凝水经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。采取这项措施，装置可减少脱盐水约30%。9)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。PSA 方案采用8-2-4 PSA 工艺，在0.03MPa(G)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。顺放气缓冲罐解决了传统流程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。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。10)改进转化炉结构设计 转化炉采用顶部烧嘴供热、对流段横卧于地面的顶烧炉结构。其特点如下：A、热效率高。在对流段尾部设置空气预热器，使燃烧空气与烟道气换热后进入烧嘴助燃。这样，一方面将烟道气的低温位热能转化为高温位热能，提高了火焰温度，降低了燃料消耗；另一方面降低了排烟温度，减少了排烟热损失，提高了热效率。B、采用顶部烧嘴。由于采用顶部烧嘴，火焰向下与物流并流，更适合于转化管内反应的要求。C、对流段设置于地面，便于安装和检修，同时又降低了汽包安装高度。D、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。转化炉管采用下部支撑、上部弹簧吊挂的支撑方式。下部支撑是以上尾管吸收热胀量，降低了设备造价；上部弹簧吊挂可改善炉管受力状况，减轻炉管受热不均而产生的弯曲，提高转化炉操作的可靠性。采用新型顶烧燃烧器，对燃料的适应性强，既可单烧高压瓦斯，也可单烧低压瓦斯，还可以两种瓦斯混烧。选用新型耐火及保温材料，减少散热损失。为节约材料，减少对流室体积，提高传热效率，对流段采用翅片管及新型板式空气预热器。11)改进主要工艺设备结构 反应器全部采用热壁结构。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。采用高效离心分水器，提高分水效率，降低设备投资。热回收部分换热器采用U 型管双壳程换热器，降低气体换热终温，提高了热利用率。12)提高自动控制水平。本装置采用集散型计算机控制系统（DCS），以提高装置运转的可靠性。设有连锁自保系统，提高装置安全运转的可靠性。各主要工序设置在线分析仪表，便于及时调整操作条件。2、生产流程简述、生产流程简述 1）工艺流程简述）工艺流程简述 原料气压缩部分 来自装置外的催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250进入精制部分。考虑制氢备用原料，来自装置外的丙烷（备用原料）进入原料油缓冲罐（V4002），经原料油泵（P4001）升压后与循环氢混合进入原料预热炉（F4001），预热至380进入脱硫部分。催化干气和丙烷即可单独使用，也可混合使用。脱硫部分 进入脱硫部分的原料气，依次经变温加氢反应器（R4001）和绝热加氢反应器（R4002），先在加氢催化剂的作用下发生反应，使烯烃饱和、有机硫转化为无机硫，然后再进入氧化锌脱硫反应器（R4003A.B）脱氯段脱除原料中的氯，最后进入氧化锌脱硫段，在此氧化锌与硫化氢发生脱硫反应。精制后的气体中硫含量小于0.5ppm，烯烃小于1%(v)、氯小于0.2ppm 进入转化部分。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(G)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提供。出转化炉的高温转化气（出口温度为840）经转化气蒸汽发生器（E4001）发生中压蒸汽后，温度降至340360，进入中温变换部分。中温变换部分 由转化气蒸汽发生器（E4001）来的340360转化气进入中温变换反应器（R4004），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（E4002A.B）预热锅炉给水、锅炉给水第一预热器（E4002C）预热锅炉给水、除盐水预热器（E4003）预热除盐水后，通过空冷器（A4001）和中变气水冷却器（E4004）冷却，温度降为40，经分水后进入PSA 部分。PSA 部分 来自中温变换部分的中变气压力2.5MPa(G)、温度40，进入界区后，自塔底进入吸附塔T4101AH 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（V4101，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混合罐（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。PSA 部分的具体工作过程如下：（以A 塔为例叙述）a吸附过程 原料气自塔底进入吸附塔A，在吸附压力（2.5MPa(G)）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。b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。c 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。d 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。e 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。f 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V4101 直到压力降至0.22MPa(G)左，结束顺放过程。g 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0.03MPa(G)左右。逆放出的解吸气被送入解吸气缓冲罐。h 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。j 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。k 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D 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。l 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。m 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。n 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。工艺冷凝水回收系统 在转化炉前配入的工艺蒸汽，一部分参与转化、变换反应生成了H2、CO、CO2,另外一部分则在热交换过程中被冷凝，并在中变气分水罐中被分离出来。中变气第一分水罐（V4004）、中变气第二分水罐（V4005）、中变气第三分水罐（V4006）和中变气第四分水罐（V4007）分离的酸性水，混合后进入酸性水汽提塔（T4001）。汽提后净化水经过酸性水汽提塔底泵（P4003A.B）加压后进入除氧器（V4008），除氧后作为锅炉给水回收利用。也可以送出装置作为它用。热回收及产汽系统 a 除盐水除氧系统 自装置外来的除盐水经调节阀调节后经除盐水预热器（E4003）预热至7075，与酸性水汽提塔（T4001）来的净化水混合后一并进入除氧器及水箱（V4008）。除氧用蒸汽自装置外来。除氧器正常运行时，通过调节除氧用蒸汽的流量来控制除氧器的压力。除氧水经过中压锅炉给水泵（P4002A.B）升压后送至中压产汽系统。b 中压产汽系统 来自中压锅炉给水泵（P4002A.B）的除氧水经过锅炉给水第一预热器（E4002C）、锅炉给水第二预热器（E4002A.B）预热至饱和温度后进入中压汽水分离器（V4003）中。饱和水通过自然循环方式经转化炉对流段的蒸发段及转化气蒸汽发生器（E4001）发生3.5MPa(G)饱和蒸汽，再经过转化炉的对流段过热至450。该蒸汽一部分供造气装置自用，其余出装置。c 加药系统及排污系统 固体的磷酸三钠加入溶解器（V4012）中，用除氧水溶解。然后用中压加药泵（P4004）把药液送至汽水分离器内。为了减少系统的热损失和保护环境，系统还设置了连续排污扩容器（V4009）、定期排污扩容器（V4010）。排污水送入连续排污扩容器（V4009），扩容蒸汽进入除氧器（V4008），污水进入定期排污扩容器，并加入循环水冷却至50以下排放。（三）（三）30万吨万吨/年催化汽油加氢装置年催化汽油加氢装置1 工艺流程特点工艺流程特点1）采用抚顺石油化工研究院的OCT-MD 技术和催化剂。2）设置循环氢脱硫塔，所需MDEA 溶液由工厂提供。3）设置原料预分馏塔，塔底设重沸器。4）精制反应器为热壁板焊结构，内设二个催化剂床层，床层间设冷氢箱。5）由于反应压力低，装置只设一级分离器。6）氢气和原料油在反应流出物/混合进料换热器前混合，以提高换热器的换热效果，减少反应进料加热炉炉管结焦。7）为了防止铵盐析出堵塞管路和设备，在反应流出物空冷器的上游侧设有脱盐水注入点。8）分馏部分采用单塔汽提流程，采用3.5MPa 蒸汽汽提。9）装置不设新氢压缩机，只设循环氢压缩机。10）催化剂预硫化采用液相硫化，器外再生。2 生产流程简述生产流程简述 1)生产流程简述 预分馏部分 来自催化装置的全馏分汽油（FCCN）在流量和预分馏塔（T2001）塔底液位串级控制下经重汽油/催化汽油换热器（E2001A,B,C）与重汽油换热，然后进入预分馏塔（T2001），塔顶气相经预分馏塔顶空冷器（A2001）、后冷器（E2002）冷凝冷却后进入预分馏塔顶回流罐（V2001），回流罐采用脱硫后的燃料气作气封气。回流罐（V2001）的轻汽油经预分馏塔顶回流泵（P2001A,B）升压后一部分在流量和预分馏塔顶温度串级控制下作为预分馏塔顶回流，另一部分在回流罐液位和流量串级控制下至装置外；预分馏塔（T2001）热量由塔底重沸器（E2009）提供。预分馏塔底油一部分经预分馏塔重沸器（E2009）返回预分馏塔（T2001）；另一部分经重汽油泵（P2003A,B），送入反应部分。反应部分 重汽油经原料油过滤器（FI2001A,B）除去原料中大于25 微米的颗粒后，进入原料油缓冲罐（V2006），原料油缓冲罐（V2006）采用氮气作气封气。重汽油经加氢进料泵（P2004A,B）升压后与混合氢混合，一起经反应流出物/混合进料换热器（E2003A,B,C）换热后进入反应进料加热炉（F2001），加热至反应温度进入加氢反应器（R2001）进行加氢精制反应。反应流出物经反应流出物/混合进料换热器（E2003A,B,C）、反应流出物空冷器（A2002）、反应流出物冷却器（E2004）换热、冷却后进入低压分离器（V2002）。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，通过注水泵可将脱盐水注至反应流出物空冷器（A2002）上游侧的管道中。在低压分离器（V2002）中，反应流出物进行气、油、水三相分离，顶部出来的循环氢经循环氢聚结器（V2003）后进入循环氢脱硫塔（T2002）底部，与贫胺液逆流接触，脱除硫化氢，塔顶气体与装置外来的新氢一起进入循环氢压缩机入口分液罐（V2004），分液后进入循环氢压缩机（C2001A,B）升压，然后分两路：一路作为急冷氢去加氢反应器（R2001）控制反应器床层温升；另一路作为混合氢与原料油混合。低压分离器（V2002）水相为含硫化氢和氨的污水送出装置集中处理，低分油至汽提部分。汽提部分 低分油经精制油/低分油换热器（E2005A,B,C,D）及中压蒸汽/低分油换热器换热后，进入汽提塔（T2003），塔底采用3.5MPa 蒸汽作为重沸热源。塔顶油气经汽提塔顶空冷器（A2003）、后冷器（E2006）冷凝冷却至40后进入汽提塔顶回流罐（V2007）中，进行油、气分离，闪蒸出的气体送出装置，油相经汽提塔顶回流泵（P2006A,B）升压后全部作为塔顶回流。汽提塔底汽油一部分经汽提塔底重沸器（E2008）加热后返回汽提塔（T2003）；另一部分经精制油泵（P2007A,B）增压后经精制油/低分油换热器（E2005A,B,C,D）、精制油空冷器（A2004）、精制油冷却器换热（E2007）、冷却至40，然后送出装置。催化剂预硫化部分 催化剂预硫化的目的是使催化剂中的金属活性元素从氧化态转变为硫化态，提高催化剂的活性和稳定性，新鲜的或再生后的催化剂在使用前均必须进行活化-预硫化。本设计采用液相硫化方法，硫化剂为二甲基二硫化物（DMDS）。催化剂硫化前先用硫化剂泵（P2011）把DMDS 抽入硫化剂罐（V2010）中。硫化时，系统内氢气经循环氢压缩机（C2001A,B）按正常操作路线进行循环。DMDS 自硫化剂罐（V2010）来，经计量后与加氢进料泵（P2004A,B）入口的原料油混合，由加氢进料泵（P2004A,B）升压后与来自循环氢压缩机（C2001A,B）的氢气混合，经反应流出物/混合进料换热器（E2003A,B,C）后进入反应进料加热炉（F2001），按催化剂预硫化升温曲线的要求升温，通过加氢精制反应器（R2001）中催化剂床层进行预硫化。自加氢精制反应器（R2001）出来的流出物经反应流出物/混合进料换热器（E2003 A,B,C）换热、反应流出物空冷器（A2002）和反应流出物冷却器（E2004）冷却后进入低压分离器（V2002）进行分离。气体自低压分离器（V2002）顶部排出，大部分经循环氢入口分液罐（V2003）进入循环氢压缩机（C2001A,B）进行循环，小部分排至装置外。催化剂预硫化过程中产生的水从低压分离器（V2002）底部间断排出。催化剂再生流程 催化剂采用器外再生方式，废催化剂交由有资质单位处理。四、设备概况四、设备概况 三套装置共有176台，详见附表（1、2、3）。一、加氢精制反应器（R3001）反应器采用板焊热壁结构，三个催化剂床层，内装催化剂和瓷球。反应器内设置有入口扩散器、分配盘、冷氢盘、格栅、喷射盘、再分配盘和出口收集器。主体材料为12Cr2Mo1R 堆焊TP109L+TP347。反应器的主要设计参数为：催化剂的主要性质及化学组成为：二、压缩机（1）新氢压缩机工艺操作条件（单台工艺操作条件（单台）气体组分：体积百分比%（2）循环氢压缩机）循环氢压缩机工艺操作条件（单台工艺操作条件（单台）（3）原料气压缩机）原料气压缩机工艺操作条件（单台工艺操作条件（单台）三、加热炉三、加热炉 40万吨/年汽柴油混合加氢装置共有两台加热炉：反应进料加热炉（F1001）的设计热负荷为7111KW。分馏塔底重沸炉(F1002)的设计热负荷为3129KW。为降低投资，本装置将反应进料加热炉与分馏塔底重沸炉合用一个对流室。对流室位于反应进料辐射室的顶部，对流管束内加热的介质为分馏塔底进重沸炉的原料。这样做能避免使用价格昂贵的不锈钢翅片管。分馏塔底重沸炉的辐射室对重沸炉的负荷进行补充和调节。反应进料加热炉，炉型为单排双面辐射立管立式炉。介质从辐射顶进炉，经加热后从辐射顶出炉。分馏塔底重沸炉设计为纯辐射圆筒形加热炉，对流段放置在反应进料加热炉上。其烟气从反应进料加热炉对流下部进入，与反应进料加热炉烟气共同加热分馏塔底重沸炉介质。介质从反应进料加热炉对流上部进入，经对流段加热后进入分馏塔底重沸炉辐射室，加热后从辐射顶出炉。加热炉负荷控制：反应进料加热炉为纯辐射加热炉，可方便控制介质的的出入口温度和负荷；对流段分馏塔底重沸炉的介质负荷受反应进料加热炉负荷变化的影响，应在反应进料加热炉稳定后，调节分馏塔底重沸炉辐射室的燃料放热量，以保证分馏塔底重沸炉介质的出入口温度和负荷。两台加热炉，一个对流室，一根烟囱，一套余热回收系统。预热空气供两台加热炉燃烧使用。（1）反应进料加热炉（F1001）反应进料加热炉工艺条件（2）分馏塔底重沸炉（F1002）8000nm3/h催化干气制氢装置有一台制氢转化炉和一台原料预热炉，转化炉设计总负荷13.3MW，原料预热炉热负荷0.382MW。1、制氢转化炉设计采用的炉型为顶烧，烟气下行，转化管单排双面辐射。其具有以下特点：可提高辐射炉管的平均表面热强度。高温烟气与炉管内气体并流，沿炉管的供热量与反应的吸热量基本一致，炉管表面温度比较均匀。2、顶烧燃烧器的特点如下：可单烧高压燃料气，也可单烧PSA 脱附气，还可同时混烧两种燃料。操作弹性可在一定的范围内波动。一、二次风比例可调。3、转化炉管支撑采用下部固定、上部用可变弹簧吊挂的结构。炉管受热后，向上膨胀，膨胀量约为170mm。采用此结构的主要依据如下：由于炉管下部操作条件(管内介质温度840)比上部操作条件(管内介质温度500)苛刻，二次应力产生的破坏性大，故采用向上膨胀，使上尾管补偿大于下尾管补偿，从而增加安全可靠性。可节省下尾管采用的高铬镍合金材料(UNS N08811)。由于下尾管变短，有利于下部整体保温，亦可减少高温散热损失。上部用可变弹簧吊挂炉管，可减轻炉管在高温下、由于自重等原因而产生的弯曲变形。4、辐射段的转化炉管采用Cr25Ni35Nb-Ti，该材料高温性能好，在设计温度和设计压力下，炉管最小壁厚为12mm。从而减少了炉管重量，提高了管壁温度的均匀性。5、对流室位于地面，便于安装及维修。6、对流管采用钉头管强化对流传热。7、本转化炉采用板式空气预热器，具有传热系数较大，结构简单，可靠性高，适应温度范围大等特点。8、为合理利用烟气能量，提高有效能利用率，根椐加热各介质温位和烟气能级确定对流室各吸热段的位置，以节省燃料和减小对流段的体积。9、为提高加热炉热效率并保证热效率的实现，采用了以下措施：设置了余热回收系统，综合考虑烟、风道系统的控制，以及配件（如风机、调节阀）的选用。全炉加强保温措施，降低炉膛外壁温度。为减少炉壁的散热损失，在制氢转化炉的炉衬部分中，辐射室的炉顶和上部炉衬采用耐火纤维模块结构；下部采用耐火砖做为耐火层，耐火纤维板做为隔热层；炉底炉衬采用轻质耐热衬里加耐火砖的复合结构。对流段炉衬及烟囱衬里采用轻质耐热衬里。炉膛氧含量的自动控制，限制过剩空气系数。强化燃烧。采用了新型强化高温燃烧器，达到完善燃烧，降低机械不完全燃烧和化学不完全燃烧的目的。提高空气预热温度。本次设计使空气温度预热到280，减少了燃料用量。四、其他主要设备简要说明四、其他主要设备简要说明 1、40万吨万吨/年汽柴油混合加氢装置年汽柴油混合加氢装置 分馏塔（T3001）设备规格为1600/1800/200033450(T.L)，采用33 层高效浮阀塔盘。主体材料为20R+0Cr13 复合钢板，内件采用0Cr18Ni10Ti。循环氢脱硫塔（T3003）设备规格为100010000(T.L)，采用10 层高效浮阀塔盘。主体材料为20R。冷换设备 高压换热器（E3001A/B、E3001C、E3002、E3003A/B）采用U 型管结构。壳体高温H2S 部位材料选用Cr-Mo 钢复合钢板，换热管材料为不锈钢管；E3001C壳程壳体材料选用 Cr-Mo 钢钢板。为提高换热效率，换热器E3001A/B、E3001C、E3002、E3003A/B 采用了双壳程结构。高压分离器（V3002）为进行水、油、气分离，设备顶部装有除沫器，底部设有聚液器。主体材料选用20R。2、8000nm3/h催化干气制氢装置催化干气制氢装置 反应器 本装置共包括四台反应器：加氢反应器(R4001)、氧化锌脱硫反应器(R4002A/B)、中温变换反应器(R4003)。主体材料均选用15CrMoR.酸性水汽提塔(T4001)本设备采用填料塔，内装鲍尔环填料。原料酸性水中含有腐蚀性，故设备主体材料选用 0Cr18Ni9。(3)汽提塔(T2003)本设备采用20 层浮阀塔盘，塔盘材质为0Cr13。设备主体材料选用20R+0Cr13Al 复合板。3、30万吨万吨/年催化汽油加氢装置年催化汽油加氢装置反应器本装置包括一台加氢精制反应器(R2001)，主体材料均选用15CrMoR+0Cr18Ni10Ti 复合板。塔类(1)预分馏塔(T2001)本设备采用30 层浮阀塔盘。设备主体材料选用20R。(2)循环氢脱硫塔(T2002)本设备采用10 层浮阀塔盘，塔盘材质为0Cr18Ni9。设备主体材料选用20R，并进行焊后热处理。(3)汽提塔(T2003)本设备采用20 层浮阀塔盘，塔盘材质为0Cr13。设备主体材料选用20R+0Cr13Al 复合板。