30萬(wàn)噸/年加氫精制及制氫聯(lián)合裝置初步技術(shù)方案ZhejiangMeiyangInternationalPetrochemicalPharmaceuticalEngineeringDesignCO.,LTD.2023年921日130130萬(wàn)噸/年加氫精制及制氫聯(lián)合裝置初步技術(shù)方案名目TOC\o“1-1“\h\z\u\l“_TOC_250006“第一節(jié)工程簡(jiǎn)述及設(shè)計(jì)原則 2\l“_TOC_250005“其次節(jié)裝置規(guī)模、原料及產(chǎn)品方案 3\l“_TOC_250004“第三節(jié)工藝技術(shù)方案及流程簡(jiǎn)述 4\l“_TOC_250003“第四節(jié)裝置平面布置 15\l“_TOC_250002“第五節(jié)公用工程消耗 16\l“_TOC_250001“第六節(jié)投資估算 18\l“_TOC_250000“第七節(jié)技術(shù)保證 19第一節(jié)工程簡(jiǎn)述及設(shè)計(jì)原則一、工程簡(jiǎn)述XX30萬(wàn)噸/15萬(wàn)噸/年催化柴油，1112萬(wàn)噸/年焦化柴油，34萬(wàn)噸/年焦化汽油，依據(jù)加氫精制裝置的生產(chǎn)規(guī)模及產(chǎn)品方案，需配套50003n/h制氫裝置〔年操作時(shí)數(shù)為小時(shí)〕。二、設(shè)計(jì)范圍及原則31、30萬(wàn)噸/年汽柴油加氫精制裝置、5000mn/h制氫裝置按聯(lián)合裝置布內(nèi)，主要內(nèi)容包括：加氫的反響、分餾局部，制氫的轉(zhuǎn)化造氣、變換和PSA局部，以及聯(lián)合裝置的變配電室和中心掌握室。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，石腦油作為關(guān)心原料。加氫改質(zhì)。承受國(guó)內(nèi)催化劑、設(shè)備和工藝技術(shù)。3國(guó)內(nèi)變壓吸附〔PSA技術(shù)。48000小時(shí)計(jì)算小時(shí)加工量。5周期運(yùn)行，削減維護(hù)修理的工作量，從而提高整體的經(jīng)濟(jì)效6第一預(yù)防為主的指導(dǎo)思想。對(duì)生產(chǎn)中易燃易爆有毒有害物質(zhì)7、裝置工藝過(guò)程掌握承受DCS以提高裝置的自動(dòng)化水平。 為節(jié)約外匯，主要設(shè)備和材料均立足于國(guó)內(nèi)供貨。其次節(jié)裝置規(guī)模、原料及產(chǎn)品方案一、加氫精制裝置1生產(chǎn)規(guī)模為：30萬(wàn)噸/年。其實(shí)際加工量應(yīng)為：30萬(wàn)噸/年。2催化柴油15萬(wàn)噸/年；焦化柴油11 12萬(wàn)噸/年；焦化汽油 3 4萬(wàn)噸/年。3以脫硫氣體為燃料，不考慮使用重質(zhì)燃料油。4以脫硫、脫氮和烯烴飽和為主，不考慮加氫改質(zhì)。生產(chǎn)低硫、低氮、安定性較好的汽、柴油調(diào)和組分。二、制氫裝置1、生產(chǎn)規(guī)模及實(shí)際加工量量應(yīng)為：0.30~0.36萬(wàn)噸/年。其生產(chǎn)規(guī)模應(yīng)確定為：5000rmn/h工業(yè)氫?！?000小時(shí)〕。530530萬(wàn)噸/年加氫精制及制氫聯(lián)合裝置初步技術(shù)方案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，石腦油作為關(guān)心原料。原來(lái)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(diǎn)＜180C,＜100ppm。3、燃料裝置正常生產(chǎn)時(shí)，燃料主要由PSA勺解吸氣供給，缺乏局部由脫充。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(zhuǎn)化料。

硫氣體補(bǔ)爐的燃組成：組分V%CH><99.995ppm工業(yè)氫規(guī)格：CO工業(yè)氫規(guī)格：COCQHO2<10PPm<5PPm<10PPm第三節(jié)工藝技術(shù)方案及流程簡(jiǎn)述一、加氫精制裝置〔一〕工藝技術(shù)方案依據(jù)原料的組成，焦化汽油的量較少，不宜單獨(dú)進(jìn)料，因此考慮承受與柴油混合進(jìn)料的加工方式，有利于降低裝置的投資。精制技術(shù)和加氫精制催化劑RN-1RN-10FH-5AFH-98，承受上述加〔1-3個(gè)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,pg/g122698135126脫氮率m%92.087.589.7**工藝條件：氫分壓6.0MPa2.0h；500:1、反響溫度：350C反響器加氫精制反響器入口氫分壓力，MPa體積空速，h反響器加氫精制反響器入口氫分壓力，MPa體積空速，h-1反響器入口氣油體積比〔保護(hù)劑段/精制段〕6.420.0/2.0-2.2500730730萬(wàn)噸/年加氫精制及制氫聯(lián)合裝置初步技術(shù)方案平均反響溫度，°C平均反響溫度，°C345所承受技術(shù)方案的特點(diǎn)如下：1、承受國(guó)產(chǎn)催化齊，承受撫順石油化工科學(xué)爭(zhēng)論院的 FH-5A或FH-98或北京石油化工科學(xué)爭(zhēng)論院RN-10或其他性能相當(dāng)?shù)膰?guó)產(chǎn)催化劑。催化劑再生按器內(nèi)再生考慮。2后經(jīng)加熱爐升溫，以降低原料油在加熱爐爐管內(nèi)的結(jié)焦程度。34料油氧含量，減輕高溫部位結(jié)焦程度。5和催化劑床層的徑向溫度分布均勻。6〔油、氣、水〕分別的立式高壓分別器。7析出。&中硫化氫對(duì)汽提塔頂系統(tǒng)的腐蝕。9汽提塔底柴油換熱，然后再與反響流出物換熱至入塔溫度。1011、催化劑預(yù)硫化承受氣相硫化方法。催化劑再生承受氮?dú)?空氣循環(huán)再生方式，并設(shè)置相應(yīng)設(shè)施。12〔二〕工藝流程簡(jiǎn)述1、反響局部25燃料氣氣封。自原料油緩沖罐來(lái)的原料油經(jīng)加氫進(jìn)料泵增壓后，在流量掌握下，經(jīng)反響流出物//反響進(jìn)器。該反響器設(shè)置兩個(gè)催 化劑床層，床層間設(shè)有注急冷氫設(shè)施。自加氫精制反應(yīng)器出來(lái)的反響流出物經(jīng)反響流出物/反響進(jìn)料換熱器、反響流出物/低分油換熱器 、反響流出物/原料油換熱器依次與反響進(jìn)料、低分油、原料油換熱，然后經(jīng)反響流出物空冷器及水冷器冷卻至45C，進(jìn)入高壓分別器 。為了防止反響流出物中的銨鹽在低溫部位析出，通過(guò)注水泵將脫氧水注到反響流出物空冷器上游側(cè)的管道中。冷卻后的反響流出物在高壓分別器中進(jìn)展油、氣、水三相分別。 高分氣〔循環(huán)氫〕經(jīng)循環(huán)氫壓縮機(jī)入口分液罐分液后，進(jìn)入循環(huán)氫壓縮機(jī)升壓，然后分兩路：一路作為急冷氫進(jìn)反響器；一路與來(lái)自氫壓 縮機(jī)的氫混合，混合氫與原料油混合作為反響進(jìn)料。含硫、含氨污 水自高壓分別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(diào)整閥進(jìn)入低壓分別器，其閃蒸氣體排至工廠燃料氣管網(wǎng)。/低分油換熱器和反響流出物/柴油、反響流出物換熱后進(jìn)入柴油汽提塔應(yīng)流出物/低分油換熱器旁路調(diào)整掌握。

。入塔溫度用反30萬(wàn)噸/年加氫精制及制氫聯(lián)合裝置 初步技術(shù)方案氫經(jīng)氫壓縮機(jī)入口分液罐經(jīng)分液后進(jìn)入氫壓縮機(jī)升壓后與循環(huán)氫混合。2、分餾局部

9，經(jīng)兩級(jí)從反響局部來(lái)的低分油經(jīng)精制柴油/低分油換熱器、反響流出物/低分油換熱275C左右進(jìn)入柴油汽提塔。塔底用I.OMPa過(guò)熱蒸汽汽提，塔頂40C,進(jìn)入汽提塔頂回流從汽提塔頂回流罐來(lái)的粗汽油經(jīng)穩(wěn)定汽油〔精制石腦油〕 /粗汽油換熱后進(jìn)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40C，進(jìn)入穩(wěn)定塔頂回流罐進(jìn)展氣、為了抑制硫化氫對(duì)塔頂管道和冷換設(shè)備的腐蝕，在塔頂管道承受注入緩蝕劑措施。緩蝕劑自緩蝕劑罐經(jīng)緩蝕劑泵注入塔頂管道。80C左右,然后進(jìn)入柴油空50C，經(jīng)柴油脫水罐脫水后出裝置。3、催化劑預(yù)硫化流程為了使催化劑具有活性，穎的或再生后的催化劑在使用前都必須進(jìn)展預(yù)硫化。本設(shè)計(jì)承受氣相硫化方法，硫化劑為二甲基二硫化物(DMD)。催化劑硫化前先用硫化劑泵把DMD抽入硫化劑罐中。硫化時(shí)，系統(tǒng)內(nèi)氫氣經(jīng)循環(huán)氫壓縮機(jī)按正常操作路線進(jìn)展循環(huán)。 DMD自硫化劑罐/10301030萬(wàn)噸/年加氫精制及制氫聯(lián)合裝置初步技術(shù)方案行預(yù)硫化。外。催化劑預(yù)硫化過(guò)程中產(chǎn)生的水從高壓分別器底部連續(xù)排出。4、催化劑再生流程催化劑再生時(shí)，反響系統(tǒng)充入氮?dú)?，由循環(huán)機(jī)進(jìn)展循環(huán)，催化劑再生燒焦過(guò)程中所需的非凈化壓縮空氣由氫壓縮機(jī)供給。側(cè)。堿液與再生氣經(jīng)混合器充分混合后進(jìn)入高壓分別器。高壓分別器氣體一局部堿液混合進(jìn)展堿液循環(huán)。1加氫裝置反響局部工藝流程圖。2加氫裝置分餾局部工藝流程圖二、制氫裝置〔一〕工藝技術(shù)方案蒸汽轉(zhuǎn)化法制氫。輕烴蒸汽轉(zhuǎn)化制氫裝置所配套的凈化工藝主要可分為兩種，即化學(xué)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，該裝置須承受變壓吸附凈化法〔PSA凈化法〕。序號(hào)組成序號(hào)組成催化干氣摩爾分率〔干基〕1H226.75352C127.45493C210.42084C30.70145IC41.30265NC40.10027IC50.30068C2H413.22659C3H61.803610CO22.7054主要工藝過(guò)程操作條件主要工藝過(guò)程操作條件1111N214.228512021.00201加氫反響器、管程殼程介質(zhì)原料氣熱載體入口溫度C250250出口溫度C380350入口壓力MPa(abs)3.200.6出口壓力MPa(abs)3.180.65加氫催化劑裝量m342、脫硫反響器入口溫度C370出口溫度C360MPa(abs)3.17出口壓力MPa(abs)3.15脫硫劑裝量m5.03、轉(zhuǎn)化爐輻射段入口溫度C500c820入口壓力MPa(abs)3.0出口壓力MPa(abs)2.7530萬(wàn)噸/年加氫精制及制氫聯(lián)合裝置 初步技術(shù)方案 13碳空速h-1水碳比 862mol/mol催化劑裝量m4、中溫變換反響器入口溫度cc入口壓力MPa(abs)出口壓力MPa(abs)-1m5、PSA單元操作條件c入口壓力MPa(G)產(chǎn)氫壓力MPa(G)

3.52.43604152.722.7024003.1402.52.4主要工藝技術(shù)特點(diǎn)1比，提高了原料產(chǎn)氫率，降低了原料和燃料消耗。2(820C)，增加轉(zhuǎn)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(3.53既省掉一臺(tái)固定床反響器，又能掌握加氫反響器出口溫度在14301430萬(wàn)噸/年加氫精制及制氫聯(lián)合裝置初步技術(shù)方案350 380C,ZnO脫硫溫度要求45Z402/Z405。6低裝置投資，簡(jiǎn)化制氫流程，縮短開(kāi)工時(shí)間。7〔一臺(tái)汽包〕，簡(jiǎn)化了余熱回收流程，降低了裝置投資。&優(yōu)化換熱流程，合理利用余熱能位，提高有效能效率。位余熱發(fā)生3.5MPa中壓蒸汽。所產(chǎn)蒸汽一局部作為工藝用多余局部減溫 汽,減壓外輸至低壓蒸汽管網(wǎng)。⑵利用中變氣高溫位余熱預(yù)熱鍋爐給水，以增加中壓蒸汽產(chǎn)量。量。熱爐的熱效率，以降低燃料消耗。910U型管雙殼程換熱器，加深換熱深度，提高熱效率。11PSA凈化工藝，簡(jiǎn)化了制氫流程，提高了氫氣質(zhì)量，降低了裝置能耗?！捕彻に嚵鞒毯?jiǎn)述1原料氣由裝置外進(jìn)入原料氣緩沖罐，然后經(jīng)壓縮機(jī)壓縮后進(jìn)入原料氣脫硫局部。2進(jìn)入烯烴飽和及脫硫局部的原料氣經(jīng)原料氣加熱爐預(yù)熱至250C左右，進(jìn)入列管式加氫反響器中發(fā)生烯烴飽和及有機(jī)硫轉(zhuǎn)化反響。烯烴飽和反響是強(qiáng)放熱反響，反響放出的熱量通過(guò)殼程的熱載體取熱，并掌握出口溫度為350380C。經(jīng)過(guò)烯烴飽和以及有機(jī)硫轉(zhuǎn)化為無(wú)機(jī)硫后進(jìn)入氧化鋅脫硫反響器脫除硫化氫。精制后的氣體硫含量小于o.2PPm1%然后進(jìn)入轉(zhuǎn)化部分。33.53.5MPa水蒸汽混合，再經(jīng)轉(zhuǎn)化爐對(duì)流段500C,進(jìn)入轉(zhuǎn)化爐輻射段。在催化劑的作用下，發(fā)生簡(jiǎn)單的水蒸汽轉(zhuǎn)化反響。整個(gè)反響過(guò)程是吸熱的，所需熱量由分布在轉(zhuǎn)化爐頂部的氣體燃料燒嘴供給，出轉(zhuǎn)化爐 820C高溫轉(zhuǎn)化氣經(jīng)轉(zhuǎn)化氣蒸汽發(fā)生器換熱后，溫度降至360C，進(jìn)入中溫變換局部。4、變換局部360C的轉(zhuǎn)化氣進(jìn)入中溫變換反響器,30萬(wàn)噸/年加氫精制及制氫聯(lián)合裝置 初步技術(shù)方案 16在催化劑的作用下發(fā)生變換反響，將變換氣中CO3%左右。中變氣經(jīng)局部余熱后，再經(jīng)中變氣水冷卻器冷卻至經(jīng)分水后進(jìn)入PSA單元。5、PSA單元

40C，并來(lái)自造氣單元壓力約2.5MPa〔G〕40C中變氣進(jìn)入界區(qū)后,自塔底進(jìn)入吸附塔中正處于吸附工況的塔〔始終同時(shí)有兩臺(tái)〕，的依次選擇吸附下，一次性除去氫以外的幾乎全部雜質(zhì)，獲得純度大于99.99當(dāng)吸附劑吸附飽和后,通過(guò)程控閥門切換至其它塔吸附，轉(zhuǎn)入再生過(guò)程。在再生過(guò)程中，吸附塔首先經(jīng)過(guò)連續(xù)四次均壓 降壓過(guò)程盡量回收塔內(nèi)死空間氫氣，然后通過(guò)順?lè)挪叫驅(qū)⑹Ｓ嗟拇蟛?分氫氣放入順?lè)艢夤蕖灿米饕院鬀_洗步序的沖洗氣源〕個(gè)步序使被吸附雜質(zhì)解吸出來(lái)。逆放解吸氣進(jìn)入解吸氣緩沖罐， 沖洗解吸氣進(jìn)入解吸氣緩沖罐，然后經(jīng)調(diào)整閥調(diào)整混合后穩(wěn)定地送往 造氣單元的轉(zhuǎn)化爐作為燃料氣。6、熱回收及產(chǎn)汽系統(tǒng)器和鍋爐給水其次預(yù)熱器預(yù)熱后進(jìn)入中壓汽包。鍋爐水通過(guò)自然循環(huán)的方式分別經(jīng)過(guò)轉(zhuǎn)化爐對(duì)流段的產(chǎn)汽段、水保護(hù)段及430C離開(kāi)汽包。一局部蒸汽作為工藝蒸汽使用；另一局部減溫減1.0MPa進(jìn)入全廠低壓蒸汽管網(wǎng)。17301730萬(wàn)噸/年加氫精制及制氫聯(lián)合裝置初步技術(shù)方案第四節(jié)裝置平面布置一、遵守的主要標(biāo)準(zhǔn)、標(biāo)準(zhǔn)《石油化工企業(yè)設(shè)計(jì)防火標(biāo)準(zhǔn)》GB50160-92〔1999年版〕《爆炸和火災(zāi)危急環(huán)境電力裝置設(shè)計(jì)標(biāo)準(zhǔn)》GB50058-92《石油化工企業(yè)建筑設(shè)計(jì)標(biāo)準(zhǔn)》SHJ17-90《石油化工企業(yè)工藝裝置設(shè)備平面布置設(shè)計(jì)通則》SHJ11-89二、平面布置依據(jù)金澳科技〔湖北〕化工公司30萬(wàn)噸/年加氫精制及3制氫聯(lián)合裝置的規(guī)劃，30萬(wàn)噸/年汽柴油加氫精制裝置、5000mn/h制氫裝置51.62公頃〔含裝置周邊道路面積的一半〕。第五節(jié)公用工程消耗一、加氫精制裝置公用工程消耗序號(hào)序號(hào)工程單位數(shù)量備注1循環(huán)水t/h145.30連續(xù)2生活水t/h2連續(xù)3電Kwh/h963.40連續(xù)4I.OMPa蒸汽t/h0.44連續(xù)5燃料氣M%/h327連續(xù)6凈化壓縮空氣M3i/h240.00連續(xù)7非凈化壓縮空氣m3n/h900連續(xù)8軟化水t/h1.009氮?dú)鈓3n4000連續(xù)序號(hào)名稱單位序號(hào)名稱單位數(shù)量備注1催化干氣m^i/h2315連續(xù)〔原料〕23燃料氣m3n/h275連續(xù)循環(huán)水t/h205連續(xù)4生活水t/h除鹽水25.94連續(xù)5t/h連續(xù)66000V380VKWh/h140連續(xù)KWh/h77.55220VKWh/h15照明及儀表7非凈化壓縮空氣m3n/h200連續(xù)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?dú)鈓3n/h180連續(xù)19301930萬(wàn)噸/年加氫精制及制氫聯(lián)合裝置初步技術(shù)方案第六節(jié)投資估算、加氫精制裝置工程費(fèi)用序號(hào)工程或費(fèi)用名稱估算