目錄——1緒論目前中國原油總供應中重質(zhì)原油供應量的越來越復雜，原油來源及組成的多樣化對加工裝置的加工裕度提出了更高要求，秉持著吃光榨凈的原則對加工深度的要求也愈來愈高。隨著汽車保有量的穩(wěn)步上升，市場對輕質(zhì)燃料需求量的逐步提高，催化、焦化等二次加工油品占輕質(zhì)燃料的比例不斷增加。重質(zhì)原料中不斷增加的硫、氮、芳烴等非理想組分主要富集在二次加工餾分油中，導致催化、焦化加工的柴油質(zhì)量不斷惡化。另外隨著國家環(huán)保法律法規(guī)的不斷完善和民眾環(huán)保意識的日益增強，以及全球氣候環(huán)境的變化趨勢，中國逐步對各類燃料的質(zhì)量標準及加工標準均有了較高要求，尤其對柴油商品指標及燃燒尾氣中污染物排放標準的要求愈加嚴格，也對柴油的生產(chǎn)加工提出了嚴峻的挑戰(zhàn)。我國的柴油具有密度大、硫含量高、芳烴含量高及十六烷值低等特點，若直接燃放將對環(huán)境造成很大的污染，故而柴油的質(zhì)量升級勢在必行。柴油表觀消費量的增長逐漸放緩，消費柴汽比逐年降低。煉油企業(yè)因柴油庫存壓力不得不降低原油加工量，但原油加工量的降低使得整體經(jīng)濟效益降低。故而柴油作為化工原料深度加工將是降低柴汽比且不影響整體經(jīng)濟效益的有效手段。又結合榆林獨特的地理位置和榆林及其周邊城市航空交通業(yè)迅猛的發(fā)展，將會帶來航空煤油的巨大市場需求。故而以榆林常壓柴油為原料通過加氫裂化工藝生產(chǎn)航空煤油是解決企業(yè)當下問題、實現(xiàn)利益最大化、迎合當?shù)匕l(fā)展機遇的最優(yōu)解。1.1設計依據(jù)(1)H大學化學化工學院化工系下發(fā)的“畢業(yè)設計任務書”。(2)中華人民共和國石油天然氣行業(yè)標準“石油工程制圖標準”（SYJ-391）。(3)中華人民共和國行業(yè)標準“管式加熱爐規(guī)范”（SY/T0538-2004）。1.2設計原則(1)在可靠的工藝操作下，力求技術先進、經(jīng)濟合理，安全環(huán)保。盡可能與時俱進，采用近年來化工生產(chǎn)中的新技術、新工藝、新設備。(2)參考同類已投產(chǎn)工藝裝置的運行參數(shù)，確保裝置投產(chǎn)后在保證安全的前提下盡可能高效開車生產(chǎn)。(3)嚴格執(zhí)行化工設計安全、環(huán)保、經(jīng)濟的各類指標要求，嚴格把控污染物的排放標準。1.3設計特點(1)為簡化工藝流程和抑制爐管內(nèi)部因反應溫度過高而結焦，首先采取在加熱爐前將混合氫和原料油進行混合的工藝流程，再在各段床層間通入適量急冷氫。(2)過熱煙氣的熱量直接排放會造成能量耗損，需回空氣預熱器進行有效回收并利用，以降低生產(chǎn)成本。(3)為了減少新氫消耗，降低生產(chǎn)成本，采用膜分離裝置，增加循環(huán)氫純度。(4)為了防止催化劑床層溫度過高致使催化劑失活，反應器床層進行三段布置，并引入急冷氫對床層溫度進行合理把控。1.4設計能力（1）處理量：1.8Mt/a（2）年開工時間:8400h1.5工藝流程說明將榆林常壓柴油（214285.71）kg/h與新氫（4446.96kg/h）、循環(huán)氫（15821.32kg/h）混合后通入加熱爐，經(jīng)過輻射室、對流室加熱到350℃后出加熱爐，由反應器（11.2MPa）頂部進入第一段催化劑床層進行加氫裂化，溫度達到390℃時，在一、二段床層間通入急冷氫將原料降溫到350℃，然后進入第二段床層。當反應溫度再次達到390℃時，在二、三段床層間通入急冷氫，使溫度再次降到350℃。接著進入第三段床層，繼續(xù)進行加氫裂化反應，在溫度達到375℃時，反應產(chǎn)物從反應器裝置底部出反應器，經(jīng)換熱后進入熱高壓分離器，熱高分油經(jīng)液力透平減壓回收能量后，進入熱低壓分離器。將熱低分油和換熱后的熱高分油進行混合并送至分餾系統(tǒng)中的脫氣塔中，進行氣體脫除，油份從脫氣塔底抽出在主分餾塔內(nèi)實現(xiàn)分餾過程，側線采出石腦油、航空煤油，未轉化油則由分餾塔塔底抽出。2加氫精制反應器的設計2.1原料、催化劑及產(chǎn)品性質(zhì)表2-1中試結果：多產(chǎn)航煤表2-2工業(yè)應用表2-3催化劑操作條件反應器進口350反應器床層平均溫度375反應壓力MPa（絕）冷高壓分離器壓力2.7氫油比Nm3/m3740氫耗(純氫)Nm3/t160~190（參考）表2-4新鮮氫和循環(huán)氫性質(zhì)2.2裝置的處理量原料柴油的質(zhì)量流量：1.8×109÷8400＝214285.71kg/h原料柴油的體積流量：214285.71÷855.8=250.39m3/h2.3耗氫的計算2.3.1化學耗氫量表2-5加氫反應的化學耗氫加氫反應化學耗氫量加氫脫硫（18~23）×（原料油與生成油含硫差值）加氫脫氮62×（原料油與生成油含氮的差值）芳烴飽和4.8×（原料油與生成油BMCI的差值）脫硫氫耗：23×(9400-0.5×16.55%+0.1×43.31%+2.0×32.44%)×10-4=21.62Nm3/m3加脫氮氫耗：62×(145-0.5×16.55%)×10-4=0.899Nm3/m3芳烴飽和氫耗：4.8×(33.1-32.44%×10.7)=142.22Nm3/m3總化學耗氫量：142.22＋0.899＋21.62=164.739Nm3/m3又H2密度ρ=0.089kg/Nm3，原料油密度ρ=855.8kg/m3，則質(zhì)量氫耗量為：164.739×0.089÷855.8=0.173kg/kg原料油2.3.2設備漏損量[2]取9.1Nm3/m3(進料)2.3.3溶解損失量[2]取7.6Nm3/m3(進料)2.3.4氫氣耗量補充氫：(純氫)164.739+9.1+7.6=181.439Nm3/m3補充氫:(不純)81.439÷0.9920=182.902Nm3/m3補充氫質(zhì)量流量：182.902×250.39/(22.4×0.9195)×2=4446.96kg/h循環(huán)氫耗量(％)182.902÷22.4×2÷855.8×100%=1.91％氫油比Nm3/m3740循環(huán)氫：740-182.902=557.098Nm3/m3循環(huán)氫質(zhì)量流量：557.098×250.39/(22.4×0.8006)×2=15556.61kg/h2.3.5補充氫、循環(huán)氫、混合氫各物質(zhì)組分性質(zhì)2.3.6反應總物料衡算結果原油中硫、氮元素通過加氫反應分別生成H2S和NH3氣體，這部分氣體，一部分隨著干氣排出裝置，一部分溶解在軟化水中、含硫污水中。已知原料油中的硫、氮含量及各生成油中硫、氮含量，又S、N原子守恒，即有：生成氣中H2S：生成氣中NH3：（494-0.5×16.55%）×10-6×1.8×109÷8400×=37.70kg/h2.4反應器進口混合柴油的汽化率e的計算通過對原油、、特性因數(shù)K等物性參數(shù)的計算，求得其相對分子質(zhì)量，并依據(jù)原料油、產(chǎn)物油的餾程參數(shù)通過查圖即可換算得平衡汽化曲線，求得臨界溫度和壓力。2.4.1各物性參數(shù)的確定：(1)常壓柴油：的計算如下：==0.8558+0.00424=0.8600：比重指數(shù)：=－131.5＝33.035：特性因數(shù)K：由于本工藝設計基礎參數(shù)中僅告知原料油及各產(chǎn)品油的餾程范圍，產(chǎn)品的恩氏蒸餾數(shù)據(jù)不全，應用概率坐標紙法。恩氏蒸餾數(shù)據(jù)在正態(tài)概率坐標紙上十分接近一條直線，通過已知的數(shù)據(jù)做出直線，經(jīng)內(nèi)插和外推求出其他各點的餾出溫度。補缺后的恩氏蒸餾數(shù)據(jù)如下：表2-10恩氏蒸餾數(shù)據(jù)a.體積平均沸點：tv=℃；S==0.8125℃/%b.質(zhì)量平均沸點：℃∴tw=tv+1.1237=272+1.1237=273.1237℃c.實分子平均沸點：=6.1208℃∴tm=tv－=272-6.1208=265.8792℃d.立方平均沸點：=1.3402℃∴tcu=tv-=272-1.3402=270.6598℃e.中平均沸點：=3.7951℃∴tme=tv-=272-3.7951=268.2049℃特性因數(shù)：D：平均分子量M[3]由圖3－4可查得：M=112（2）石腦油A：的計算如下： ==0.7321+0.00494=60.848B：=－131.5＝27.03C：K：由于本工藝設計基礎參數(shù)中僅告知原料油及各產(chǎn)品油的餾程范圍，產(chǎn)品的恩氏蒸餾數(shù)據(jù)不全，應用概率坐標紙法。恩氏蒸餾數(shù)據(jù)在正態(tài)概率坐標紙上十分接近一條直線，通過已知的數(shù)據(jù)做出直線，經(jīng)內(nèi)插和外推求出其他各點的餾出溫度。補缺后的恩氏蒸餾數(shù)據(jù)如下：表2-11恩氏蒸餾數(shù)據(jù)a.tv=℃；S==0.4℃/%b.℃∴tw=tv+0.4616=113.4+0.4616=113.8616℃c.=3.6829℃∴tm=tv－=113.4-3.6829=109.7171℃d.=1.0478℃∴tcu=tv-=113.4-1.0478=112.3522℃e.=2.3521℃∴tme=tv-=13.4-2.3251=111.0479℃查得：M=80（3）航空煤油A：的計算如下： ==0.7927+0.00459=0.7973B：=－131.5＝45.976C：K由于本工藝設計基礎參數(shù)中僅告知原料油及各產(chǎn)品油的餾程范圍，產(chǎn)品的恩氏蒸餾數(shù)據(jù)不全，應用概率坐標紙法。恩氏蒸餾數(shù)據(jù)在正態(tài)概率坐標紙上十分接近一條直線，通過已知的數(shù)據(jù)做出直線，經(jīng)內(nèi)插和外推求出其他各點的餾出溫度。補缺后的恩氏蒸餾數(shù)據(jù)如下：表2-12恩氏蒸餾數(shù)據(jù)a.tv=℃；S==0.5℃/%b.℃∴tw=tv+0.4616=200.2+0.7915=200.9915℃c.=4.0028℃∴tm=tv－=200.2-4.0028=196.1972℃d.=0.9981℃∴tcu=tv-=200.2-0.9981=199.2019℃e.=2.5209℃∴tme=tv-=200.2-2.5209=197.6791℃M=89（4）未轉化油A：的計算如下： ==0.8026+0.00454=0.8071B：=－131.5＝43.81C：K由于本工藝設計基礎參數(shù)中僅告知原料油及各產(chǎn)品油的餾程范圍，產(chǎn)品的恩氏蒸餾數(shù)據(jù)不全，應用概率坐標紙法。恩氏蒸餾數(shù)據(jù)在正態(tài)概率坐標紙上十分接近一條直線，通過已知的數(shù)據(jù)做出直線，經(jīng)內(nèi)插和外推求出其他各點的餾出溫度。補缺后的恩氏蒸餾數(shù)據(jù)如下：表2-13恩氏蒸餾數(shù)據(jù)a.tv=℃；S==0.35℃/%b.℃∴tw=tv+0.4616=303.3+0.4067=303.6067℃c.=2.5307℃∴tm=tv－=303.3-2.5307=300.6693℃d.=0.6255℃∴tcu=tv-=303.3-0.6255=302.5745℃e.=1.5849℃∴tme=tv-=303.3-1.5849=301.6151℃D：M=1352.4.2查石油煉制書籍將恩氏數(shù)據(jù)轉換為平衡汽化數(shù)據(jù)：恩式蒸餾主要用于表征產(chǎn)品的質(zhì)量，平衡汽化用于石油加工過程中汽化率的確定。因而需要依據(jù)原料油及產(chǎn)品油的餾程通過概率坐標法對各自的恩式數(shù)據(jù)進行補全，然后根據(jù)恩式蒸餾數(shù)據(jù)與平衡汽化數(shù)據(jù)的轉換方式進行轉換，以求得氣化率。1.常壓柴油恩式數(shù)據(jù)a：換算50%點溫度[2]70%－10%點S=0.762（℃/%）由圖標集可查的：平衡汽化50%點－恩氏蒸餾50%點＝4.5℃平衡汽化50%點溫度＝270.61+6.67＝277.28℃b：2.4.3進口壓力下的平衡汽化曲線的確定(1)根據(jù)原油平衡汽化數(shù)據(jù)及物性參數(shù)計算真、假臨界溫度tc、tc′：tm=265.88℃=265.8792×1.8+32=510.58℉tw=273.12℃=273.12×1.8+32=523.62℉假臨界溫度tc′=850℉=727.59K真臨界溫度tc=861℉=733.71K(2)根據(jù)原油平衡汽化數(shù)據(jù)及物性參數(shù)計算真、假臨界壓力Pc、Pcˊ：由tme=265.88℃=510.58℉、＝33.035由圖4-2-4得：假臨界壓力Pcˊ=549磅/時2（絕）=37.36atm=3.79MPa又真臨界壓力Pc=4.10MPa校正后：恩氏90%－10%點斜率S=0.82（℃/%）：焦點壓力-臨界壓力=2.50atm焦點溫度-臨界溫度=12.17℃∴焦點溫度＝454.44+12.17=466.61℃；焦點壓力＝40.49atm+2.50atm=42.99atm＝4.36MPa2.4.4氫分壓的計算[2]根據(jù)任務書基礎數(shù)據(jù)可知氫油比為740Nm3/m3即已知氫分壓為8MPa，按照理想氣體計算其分壓，由道爾頓分壓定律可得（記總壓為P總）：經(jīng)計算知可知反應器入口總壓為：反應器入口處氫分壓為：反應器入口處柴油油氣分壓：11.2MPa-8MPa＝3.2MPa2.4.5氣化率的計算根據(jù)做P-T-e圖如下，350℃時，壓力為3.2MPa=31.58atm時，柴油未汽化在反應中均為液相狀態(tài)，均為流動態(tài)。可知反應器中原料油始終為液相，混合氫始終為氣相存在。圖2.1常壓柴油T-P-e圖2.5反應器熱量衡算2.5.1總反應熱2.5.2急冷氫計算加氫裂化反應是強放熱反應，脫硫反應、脫氮反應、芳烴飽和等反應均會放出大量的熱，為了防止反應床層中溫度太高，導致催化劑在高溫條件下失活，因此需要適量的急冷氫對反應器床層進行溫升控制。為平衡溫度，需要對通入反應器的急冷氫的量通過物料守恒進行核算。（1）混合進料所吸收熱量A.混合氫吸收的熱量（Q混合氫=F混合氫×混合氫）表2-19B.常壓柴油入口出反應器熱值計算如下：當入口溫度為350℃=0.8558K=11.37查得K=11.8時H1=264kcal/kg當出口溫度390℃=0.8558K=11.37查得K=11.8時H2=293kcal/kgC.混合進料造成溫升所吸收的來自反應放熱的熱量Q=Q油+Q混氫=35188586.12kJ/h反應器床層分段數(shù)N=QR/Q=2.9取N=3（2）第一段冷氫量t入=350℃，為防止加氫裂化催化劑高溫失活，單段床層升溫梯度不超過50℃，此處取=40℃（350-390℃）表2-20（3）第二段冷氫量t入=350℃，最后一段床層經(jīng)核算升溫=25℃（350-375℃）經(jīng)過核算，誤差在合理（設計允許）范圍內(nèi)。反應器出口溫度為375℃的假設成立。2.6.1催化劑裝入量催化劑的裝填量對反應速率的影響和反應器溫度的有重要影響，因此需要對催化劑的用量進行計算。催化劑裝填量越大，反應越激烈，相反則達不到反應深度。另外依據(jù)隨著反應進程的進行，反應濃度逐漸降低，為了穩(wěn)定操作反應的進行，床層高度需要逐步提高。以增加反應時常，使反應溫升達到同一梯度。1.8×109/(8400×855.8×1.70)=147.29m3密度：0.925g/cm3裝入量：147.29×925=136.2t2.6.2反應器體積[2]取Vf=0.8Vr=147.29/0.8=184.11m32.6.3反應器的直徑、高度[2]對比同類反應器裝置運行參數(shù)，此處取反應器高徑比宜為5。因為固定床反應器存在徑向和軸向的溫度梯度，因而需要對溫度梯度進行控制。通過對反應器床層進行分段設置，通過通急冷氫對軸向溫度梯度進行控制；徑向的溫度梯度過大則可能會造成設備運行失穩(wěn)，因而徑向需要盡可能細一點，以避免徑向溫度梯度過大。3.6mH=18m2.6.4催化劑床層高度3.6m147.29m314.48m通過熱量衡算為避免飛溫造成催化劑失活，經(jīng)計算可知反應器床層分段數(shù)為3，即催化劑宜分三段進行裝填，對比同類反應器裝置，反應器各段床層催化劑填裝比例宜取2:3:5，對各段裝填高度進行計算。h1=h×0.2=2.896mh2=h×0.3=4.344mh3=h×0.5=7.24m2.7反應器壓降計算2.7.1催化劑床層壓降流體流過床層的所形成的壓降，主要來自于通過床層的各反應流體與催化劑、保護劑、瓷球等顆粒之間的表面摩擦阻力和流體在孔道中的擴散、匯流、和再分布的所造成的局部阻力引起的。對反應器床層總壓降需要進行計算，以方便對設備、動力泵、調(diào)節(jié)閥型號的選擇、安裝高度的確認。另外總壓降得大小對流體輸送管道得選擇也至關重要。生產(chǎn)中也可通過壓降變化來判斷反應器得床層阻力，以判斷和檢查反應器床層是否焦化、堵塞。（1）dpV=1/0.925-0.35=dp=0.01118m第一段床層氣相對通過一段床層的氣相進行物料衡算，通過對各物質(zhì)臨界參數(shù)的計算可得出相關計算參數(shù)，以確定第一段床層氣相壓降的大小。=1\*alphabetica.第一段床層的氣相密度=2\*alphabeticb.第一段床層氣相的粘度=3\*alphabeticc.流速:∴=2110.69﹤2500=33.698kgf/m2=777.43Pa第二段床層氣相對通過一段床層的氣相進行物料衡算，通過對各物質(zhì)臨界參數(shù)的計算可得出相關計算參數(shù)，以確定第一段床層氣相壓降的大小。=1\*alphabetica.第二段床層的氣相密度=2\*alphabeticb.第二段床層氣相的粘度=3\*alphabeticc.流速:∴=2957.73>2500=156.51kgf/m2=1533.80Pa第三段床層氣相對通過一段床層的氣相進行物料衡算，通過對各物質(zhì)臨界參數(shù)的計算可得出相關計算參數(shù)，以確定第一段床層氣相壓降的大小。=1\*alphabetica.第三段床層的氣相密度=2\*alphabeticb.第三段床層氣相的粘度=3\*alphabeticc.流速:∴=3934.55>2500=425kgf/m2=4167.40Pa(5)液體的密度和粘度=1\*alphabetica.求350℃，375℃時的粘度K=11.2，tcu=273.13℃時100℃下油品的粘度為1.2cP。表2-28不同溫度下油品的運動粘度溫度，℃50100361370運動粘度，mm2/s2.41.20.820.83解得：m=-0.9，b=1.21；求得361℃，370℃的運動粘度，見上表。=2\*alphabeticb.求361℃，370℃時的粘度，校正后壓力原油液體通過床層也會存在較大壓降，因而需要對其進行計算，原油壓降主要來自與原油粘滯阻力和氣相的擾動所造成的壓降。先計算液相的流速和反應一段床層液體流動的雷諾系數(shù)，然后求算液相每段床層壓降。（6）第一段液相壓降μ=0.82×713×10-6=5.85×10﹣4kg/(m·s)流速:則=176.23＜2500=24.83kgf/m2=243.33Pa（7）第二段液相壓降則=176.23＜2500=24.83kgf/m2=243.33Pa（8）第三段液相壓降設計壓降考慮液相、氣相兩相同時存在時，氣相對液相的影響，液相對氣相的影響，因而根據(jù)上文分別計算的氣相每段床層壓降和可知液相每段床層壓降通過兩相流壓降計算公式計算每段床層總壓降。具體計算流程及結果如下：物料通過反應器床層的總壓降=704.32+1575.96+6511.24=8791.52Pa=8.792kPa參考實際生產(chǎn)運營經(jīng)驗，我們?nèi)】傇O計壓降為理論總壓降的5倍。總設計壓降為8.792×5=43.96kPa2.7.3反應器內(nèi)各部件壓降[1]反應器內(nèi)的工作構件及應力分散構件的壓降和物料通過催化劑床層時的壓降也造成了一部分反應器壓降，其中屬于內(nèi)部構件所造成的壓降有：入口分配器：0.003~0.006MPa泡帽分布器：0.004~0.008MPa冷氫箱：0.010~0.030MPa支撐盤：0.003~0.006MPa收集盤：0.004~0.007MPa總計壓降約為50kPa總壓降為：50+43.96=93.96kPa2.8反應器計算結果匯總3管式加熱爐的設計3.1燃料性質(zhì)3.2被加熱介質(zhì)性質(zhì)加熱介質(zhì)：榆林常壓餾分柴油、混合氫（新氫、循環(huán)氫）。入爐溫度t1：230℃出爐溫度t2：305℃出爐壓力P2：11.2MPa3.3加熱爐熱負荷的計算觀察P-T-e圖可知，原料油在反應器的高溫低壓條件下都未汽化，則在加熱爐的低溫高壓條件下更不可能汽化，原料油在加熱爐中未汽化，即原料汽化率為零(ev=0%)，Q＝m1(I2-I1)+m2(H2-H1)將經(jīng)過換熱的原料油和經(jīng)過換熱的氣體的進行爐前混合混合，再通入加熱爐進行加熱至預定的溫度，即反應器的入爐溫度，即反應器中催化劑的起活溫度。3.3.1各物質(zhì)焓值的確定柴油a：t1=230℃；I1=527.98kJ/kgb：t2=355℃；I2=980.64kJ/kgc：混合氫焓值(230℃至355℃)則，Q=214285.71×(980.64-527.98)+20003.57×983.075=11663579kJ/h=32.41MW3.4燃燒過程計算3.4.1燃料氣的低發(fā)熱值本課題所涉及加氫裂化的反應溫度均在300~400度左右，在此反應裝置中燃料氣充分燃燒所產(chǎn)生的產(chǎn)物中的水均以水蒸氣形式存在，故在計算中均用燃料氣的低發(fā)熱值計算，若用高發(fā)熱值則會造成加熱量不夠充足，使得催化劑難以達到起活溫度，使得加氫裂化反應不能充分進行。氣體燃料的發(fā)熱值常用情況下以一標準立方米（指273K，1.013×105Pa）燃料完全燃燒時所放出的熱量來表示，單位為kJ/Nm3。燃料的低發(fā)熱值：式3.4.2理論空氣用量與空氣過剩系數(shù)加熱爐氣體的通入量決定了加熱爐內(nèi)的燃料氣是否被充分燃燒，通入氣體過剩則燃料燃燒充分，放出大量的熱，但與此同時過量的氣體也會帶走部分熱量造成加熱爐整體熱效率不高。如通入的空氣的量不能夠使得燃料氣充分燃燒，則會使加熱爐整體熱效率也會降低。因此需要一個合適的空氣通入量，具體多少以空氣過剩系數(shù)進行衡量。使加熱爐的供熱量最大化，損耗最小化，即加熱爐熱效率最大。要使得燃料氣燃燒充分，則需要通入比理論空氣量稍多的空氣量，氣體燃料與空氣容易混合，容易發(fā)生氧化還原反應放熱，因此可以將過剩空氣系數(shù)設的相對小一點，參考同類加熱爐的運行參數(shù)，及熱效率的大小，可將過?？諝獾闹等棣?1.1。3.4.3煙氣組成計算以1kg燃料氣為基準進行計算，我們可以將1kg燃料氣充分燃燒所產(chǎn)生的各物質(zhì)的質(zhì)量求出。匯總燃料氣各組分的生成物的量，即可求得所需空氣的量和燃料氣的量，并對煙氣組成進行計算。表3-31kg燃料氣各物質(zhì)的含量與生成的H2O和CO2的量（1）當α=1.1時，在充分燃燒的前提下，燃燒1kg燃料所需的空氣的量為：易知空氣的密度為：1.293kg/m3，故燃燒1kg燃料所需空氣的質(zhì)量為14.31kg。（2）當α=1.1時，根據(jù)圖表集3.4.3-4，可以計算出1kg燃料燃燒所得煙氣的組成，現(xiàn)將結果列于表。煙氣中的組成一部分是可燃物質(zhì)與空氣充分反應放熱后的產(chǎn)物；另一部分是空氣中及燃料氣中不參與反應的組分或過量的部分。表3-41kg燃料燃燒所得煙氣的組成列表3.4.4煙氣焓值焓圖的確定[6]煙氣各組分及焓值：表3-5氣體焓值(kcal/kg)列表以1kg燃料為基準對煙氣焓值基礎數(shù)據(jù)進行查詢及進行相關計算。表3-6煙氣焓值kJ/kg3.4.5煙氣溫焓圖由q/QL與溫度T做煙氣溫焓圖如下：圖3-1煙氣溫焓圖3.4.6熱效率管式加熱爐熱效率是指有效熱量對供給熱量的質(zhì)量分數(shù)。煙氣溫度tg比原料入爐溫度高100℃，則：tg=230+100=330℃η=1-(q1+q2+q3+qL)/QLη=1-q1/QL-qL/QL=1-13.8%-2%=84.2%3.4.7燃料用量3.4.8煙道氣流量Wg=(αL0+1)×BWg=(13.31+1)×3557.69=54468.23kg/h3.5輻射段計算3.5.1輻射段熱負荷取輻射室的熱負荷為全爐熱負荷的75%，則輻射室所提供熱量占據(jù)加熱爐所提供熱量的大多數(shù)，對該加熱爐輻射段具體提供的熱量為:Q=Q×0.75=46445851.71×0.75=34834388.78kJ/h=9676.22kW3.5.2輻射段平均管外壁溫度計算=t2-(t2-t1)×(0.7～0.8)=355-(355-230)×0.75=261.25℃tw=(261.25+355)/2+50=358.125℃3.5.3輻射管表面積、管徑及管心距[5]（1）輻射管表面積熱強度單位時間內(nèi)單位爐管表面積所傳遞的熱量，如果要確定輻射管表面積，必須首先選擇一個合適的輻射管熱強度。在面積相同的條件下，輻射熱強度越高生產(chǎn)能力強。爐管表面積越小，加熱爐的基建投資費用越低。根據(jù)行業(yè)內(nèi)同類設備工藝參數(shù)，依據(jù)行業(yè)經(jīng)驗取=32kW/m2，則可知其換熱面積的大小，并依據(jù)此參數(shù)求取管徑等設計參數(shù)。（2）管徑di=VF=(214285.714+20003.57)kg/h=234289.28kg/h=265.36m3/h管內(nèi)介質(zhì)流速為2.2m/s，管程數(shù)N=8，則所需的爐管內(nèi)徑：di===0.103m國產(chǎn)爐管規(guī)格可選定114×6Sc=（1.9~2.2）×dcSc=2×0.114=0.228m3.5.4爐管長度、爐管數(shù)及爐膛尺寸[5]（1）高徑比爐管數(shù)的計算與爐管表面熱強度、爐管長度、爐管直徑等設計參數(shù)均相關，取L/D′=2，在既增強換熱的同時，又對爐管的材質(zhì)要求在可控范圍內(nèi)。另外還需考慮沿管長方向的受熱的均勻性。（2）輻射管直段長度L===16.83m∴D′=L/2=8.42m；Lef取17m（3）爐管數(shù)的確定：nn=8×16=128根，管程數(shù)N=8（4）爐膛直徑D=+3dD=+3d=9+3×0.114=9.34m（5）爐膛高度H=Lef+1=18m3.6對流室主要尺寸[5]對流室擬選114×6釘頭管，對流室每排為nw=8根爐管，采用三角形排（1）外形尺寸LR=D′-(0.4～0.6)=9-0.6=8.4m（2）有效長度Lc=LR-2(0.2+h1+h2)取h1=0.7m，h2=0.4mLc=8.4-2×(0.2+0.7+0.4)=5.8m（3）凈寬b=(n+0.5)Sc+d+2[l+(0.03～0.05)]=(8+0.5)×2×0.114+0.114+2×(0.025+0.03)=2.162m（4）流速G=a=(d+L=0.912m2∴G=（5）輻射管當量冷平面Acp=nLefSi=128×17×0.228=496.128m2單排管接受一面輻射一面反射，平均角系數(shù)φ=0.84=nwLcSi=8×5.8×0.228=10.58m2遮蔽管是指在輻射段煙氣出口處的一排管子，當熱射線通過遮蔽管后全部被其后排布的管子吸收掉。而其他在輻射式的爐管在透過管子時被爐壁進行反射，因此取遮蔽管的=1。并計算其總當量冷平面：=0.84×496.128+10.58×1=427.33m2（6）爐膛總面積：=3.14×9.34×18+（7）有效反射面面積：=596.38-427.33=169.05m2比值=3.7煙氣黑度[3]煙氣黑度是反應煙塵黑度（濃度）的一項指標（六級）已知過剩空氣系數(shù)α=1.10煙氣平均輻射長度為：L=D=9.34m假設輻射室出口煙氣溫度Tg=873K=600℃則煙氣的黑度再由=0.40總輻射交換因數(shù)F=0.633tg=600℃時，=0.260，=0.03=518375.54kJ/h·m2=102.23kW/m2僅是出輻射室時煙氣帶走的熱量的qg函數(shù)，通過關聯(lián)輻射室的熱平衡方程和管壁溫度的傳熱速率方程。3.8圖解法求輻射室出口煙氣溫度[3]原料t1=230℃，t2=355℃，t′=261.25℃，tw=358.125℃=631.275K表3-7關系圖Tg′=1173K=900℃，PL=1.66，，=0.405，=0.40F=0.64故=80.456kW/m2kW/m2kW/m2圖3-2圖解法求輻射室煙氣出口溫度由圖可知輻射室煙氣出口溫度Tg=1080K3.9校核（1）輻射室熱負荷Q′R由Tg=806.85℃，PL=2.45，ε=0.642，F(xiàn)=0.642∴Q′R=122.87×427.33×0.642=26213.21kW（2）表面熱強度（3）油品入輻射室溫度由前面知=261.25℃；油品出輻射室溫度為355℃。261.25℃→355℃：ΔH油=146.21kJ/kgQ油=214285.714×146.21=31330714.24kJ/h261.25℃→355℃：故油品入輻射室=261.25℃，與假設誤差在允許范圍內(nèi)，不必重新計算。3.10對流段計算3.10.1熱負荷kJ/h=3.451MW3.10.2Δt煙氣：906.85℃→330℃油品：249℃←230℃＝296.13油品：℃=536.22K煙氣：℃=832.35K管壁：+50=313.07℃=586.22K對流室主要尺寸：凈寬b=2.162m；有效長度Lc=5.8m；每排16根114×6的裂化用鋼管子，除遮蔽管用光管外，其余各排都采用釘頭管，管心距取Sc=2.0dc，選標準釘頭管，釘頭直徑ds=12mm，每周釘頭數(shù)12個，釘頭縱向間距16mm，釘頭高l=25mm。則：每根釘頭管所占的流通面積為：最窄截面處煙氣質(zhì)量流速：G＝2.89kg/(m·s)3.10.3傳熱系數(shù)計算[3]（1）管外綜合傳熱系數(shù)h0a：釘頭管給熱系數(shù)，流通面積：5.8×2.162-0.945×8=4.98m2傳熱周邊：(0.025×2×+1-)×2×8×5.8=203m2de=4×4.98/98=0.20mW/(m2·K)b：釘頭效率X===14.89c：煙氣的輻射系數(shù)hor：對流室采用正三角排列，管心距Sc，排心距Sb=0.866Sc=0.886×0.228=0.197m平均輻射長度：=(1.87×3.728-4.1)×0.114=0.3273mL=0.3273m，=0.144。取=18.85W/m2·Kd:爐墻輻射系數(shù)howe：爐墻輻射校正系數(shù)fAw=2×0.228×0.866=0.395m2/mAt=3.14×0.114×8=2.864m2/mAf=3.14×0.012×0.025×12÷0.016×8=5.655m2/m管外綜合傳熱系數(shù)為：取管外結垢熱阻，管外綜合傳熱系數(shù)為：（2）管內(nèi)油品的對流給熱系數(shù)；得（3）對流管的總傳熱系數(shù)Kc以管子外表面積為基準的釘頭管總傳熱系數(shù)為：=83.20W/m2·K（4）對流管總表面積及管排數(shù)m2，=24排實際對流管總表面積為：=3.14×0.114×5.8×8×24=398.62m2對流管n=24×8=192根對流室h=2×0.114×0.866×(24+1)=4.94m（5）對流管表面熱強度W/m23.11爐管壓力降的計算3.11.1對流段爐管壓降對流室內(nèi)平均溫度239.5℃下=27.14kg/m3=8.01×10-5kg/m·s=37.43m/s∴取=30=422.22mPa=1.35MPa3.11.2輻射段爐管壓力降油品入輻射室溫度為261.25℃，出爐溫度為355℃，則輻射室內(nèi)平均溫度為302℃。ρm=120.90kg/m3；μm=6.86×10-5kg/m·s；um=15.27m/s；取=30=478.86mPa=1.27MPa3.11.3爐子總壓降P總=1.35+1.27=2.62MPa3.12煙囪的設計計算3.12.1煙囪直徑DS===1.99m3.12.2抽力大小的計算[3]（1）抽力大小H=18m，Hc=4.94m，煙氣出口溫度為1180K，對流室煙氣的平均溫度為：Tf=832.35K，煙囪內(nèi)煙氣的平均溫度為：Tm=605.15-50=553.15K，取大氣溫度為：Ta=33+273.15=306.15K(-)×4.94=3.611mmH2O=36.11Pa（2）煙囪所產(chǎn)生的抽力大小=354(-故總抽力：（mmH2O）3.12.3總壓力降計算（1）==0.183煙氣在對流室入口的密度：==0.3kg/m3煙氣在對流室入口的流速：u1===3.54m/s==0.430××0.341=0.094mmH2O=0.94Pa（2）煙氣通過對流室的壓力降bc×Lc=2.162×5.8=12.528m2nw×Lc×d=8×5.8×0.114=5.29m2LCnw=×5.8×8=1.74m212.528-5.29-1.74=5.498m2ASO=[bc-(d+2b)×nw]×Lc=[2.162-(0.114+2×0.025)×8]×5.8=4.93m2(-ASO)1.8=(-4.93)1.8=()0.2煙氣在對流室的平均溫度Tf為832.35K。＝0.027mPa·s，對流室（包括遮蔽管）共20排。（3）面積之比＝＝＝0.513：＝0.369＝＝0.64kg/m3=0.369×=0.1084mmH2O=1.084Pa（4）煙氣在煙囪內(nèi)的摩擦損失由圖4-16[5]查得在煙囪內(nèi)煙氣的平均溫度Tm為553.15K下煙氣的粘度＝0.0276mPa·s，煙氣密度＝0.64kg/m3Re===1.38×105查莫狄圖得知＝0.021。==0.021×＝0.00310HSmmH2O（5）煙氣通過煙氣擋板的壓降操作時擋板打開50%，＝4.0∴＝4.0×＝1.174mmH2O=11.74Pa（6）煙氣煙囪出口動能損失∴＝0.294mmH2O=2.94Pa（7）總壓力降＝＝0.094+0.695+1.084+0.0031+1.174+0.294+2＝0.0031+5.3413.12.4煙囪的最低高度a.由得0.516+3.611=0.00310+5.341，由此可解得：＝3.37mb.為了快速、方便的安裝輻射管，加熱爐上方需設置吊具結構，則煙囪的最低高度為：Hs＝輻射管有效長度+2.1＝×18+2.1＝14.1mc.為了滿足化工設計環(huán)保要求，使煙囪排出煙氣不污染周圍環(huán)境，本設計參照執(zhí)行國家GB13271-2014《鍋爐大氣污染物排放標準》。結合擬建廠址周邊環(huán)境及煙氣中SO2等有害物質(zhì)的濃度，煙囪最低高度為15m。煙囪越高，與之對應的排放速率限值越寬松。綜合考慮，煙囪的最低高度是15m。

4熱管式空氣預熱器的熱力設計4.1基礎數(shù)據(jù)[11]空氣進換熱器溫度為t=22℃，煙氣中SO2含量為0.30%，煙氣中水蒸氣含量為15.44%，過剩空氣系數(shù)α=1.1，SO3轉化率設為1.2%，煙氣中SO3的體積分數(shù)：0.28%×1.2%=3.36×10-5。煙氣的露點溫度為：150℃。取煙氣離開預熱器的溫度為165℃。煙氣進出預熱器溫度t1=330℃，t2=165℃，空氣進出預熱器的溫度t=22℃，及煙氣流量m1=57568.23kg∕h，空氣流量m2=50013.45kg/h。由《工程常用物質(zhì)的熱物理性質(zhì)手冊》查得煙氣在t1=330℃時，t2=165℃時，空氣在t=22℃時Cp=1.0044kJ/kg﹒K。=1\*GB2⑴煙氣余熱=2\*GB2⑵煙氣放出的熱量為：=3\*GB2⑶空氣出換熱器溫度假定空氣出換熱器的溫度為250℃，由《工程常用物質(zhì)的熱物理性質(zhì)手冊》查得空氣在℃時Cp=1.0245kJ/kg﹒KQ吸=1.0245×50013.35×250-1.0044×50013.35×(22)=11704557.68kJ/h誤差：故假定的空氣出換熱器溫度為℃合理。4.2單管結構設計=1\*GB2⑴單管選用 表4-1熱管工質(zhì)的工作范圍對于管材的選擇表4-2常用熱管材料表4-3熱管相容性=2\*GB2⑵熱管管徑的選取熱管外徑do=25mm熱管內(nèi)徑di=20mm高度h===12.5mm外徑：df=do+2h=25+12.52=50mm=1mm表4-4熱管翅片間距Sk=3mm，Sy=4mm=3\*GB2⑶翅化比的計算取1m長的熱管為基準==200db=do=25mmN2=250，。表4-5翅片管結構4.3熱管換熱器的結構設計4.3.1入口質(zhì)量流速的選擇表4-6迎面質(zhì)量流速推薦值G1=3.0kg/m2·s4.3.2加熱段和冷凝段長度比4.3.3熱管預熱器迎風面尺寸煙氣側迎風面積：空氣側迎風面積：4.3.4換熱器寬度S2=S1=56mmn1=16根煙氣側熱管長度：空氣側熱管長度：L1/L2=1.93/2.02=0.955與Lj=0.958接近隔板厚度：35mm預留高度：36mm（上下各預留35mm）綜上：（標準管長有1.5，2.0，3.0，4.0，6.0，9.0m等，即求得的熱管長度符合要求。）4.3.5最大質(zhì)量流速計算：(1)最窄流通面積：空氣側最窄流通面積：(2)最大質(zhì)量流速：煙氣側：kg/(m2·s)空氣側：kg/(m2·s)4.3.6傳熱系數(shù)K的計算[9]煙氣平均溫度：空氣平均溫度：，高翅片管束(1)煙氣側管外放熱系數(shù)的計算：以翅片管表面為基準的對流傳熱速率：煙氣側翅片效率η下，λ1=43.09W/m2·Kη1=0.625(2)空氣側管外放熱系數(shù)的計算：空氣側翅片效率η2λ2=48.02W/m2·Kη2=0.780結垢熱阻：取(3)總傳熱K為(4)對數(shù)傳熱平均溫差計算：煙氣溫度：330℃→165℃空氣溫度：250℃←22℃℃?zhèn)鳠崦娣e的計算（總光管）：∴根叉排排列，共20排，每排25根，共500根。每根管平均傳熱量為：4.3.7阻力計算(1)煙氣側流動阻力∴每排管子壓降(2)空氣側流動阻力∴每排管子壓降4.3.8熱管最大傳熱能力計算對于重力推動的無芯熱管（熱虹吸管），在設計計算時，首先應當考慮攜帶極限，可按下式計算：表4-8攜帶極限值熱管最高工作溫度為：熱管最低工作溫度為：計算得到290℃下的Qent=8.16kWQi=7.19kW，此值小于熱管的傳熱極限，因而熱管的工作是安全的。4.4爐效率在加熱爐部分已經(jīng)對加熱爐熱效率進行了計算為80.88，另外一部分的熱量損耗是通過煙氣部分損耗的，又通過空氣預熱器對其進行熱量回收，因此加熱爐的全爐效率為：Q回收=11159478.20kJ/h=3099.86kW

4.5熱管式空氣預熱器設計結果匯總

5環(huán)保、安全、經(jīng)濟評價5.1環(huán)保評價在加氫裂化工藝流程中，通常會出現(xiàn)的三廢分為以下幾類。在加氫裂化過程中所產(chǎn)生的含硫污水，及清洗路面、裝置所形成的含油污水，及員工生活所產(chǎn)生的生活廢水及由于氣候條件影響所產(chǎn)生的含油污水等；另外含硫廢氣、氨氣等有毒有害氣體的無害化處理及排放是該工藝流程后期不可或缺的部分；在固體廢棄物方面主要有廢舊催化劑、廢舊保護劑、廢舊瓷球等。5.1.1廢水的處理措施：工廠給排水系統(tǒng)依照《石油化工企業(yè)給排水系統(tǒng)設計規(guī)范》SH3015-2003等國家及相關行業(yè)標準進行設計，嚴格執(zhí)行工廠污水處理的原則：“清污分流，按質(zhì)分類”。另外按照國際標準來說，榆林屬于極度缺水區(qū)，水資源非常寶貴，相對于化工企業(yè)這類耗水大戶來說更應該充分的回收利用各類可用水資源，切勿浪費。（1）含硫污水主要來自分餾系統(tǒng)的汽提塔頂塔頂回流罐及冷高壓分離器、冷低壓分離器所產(chǎn)生的含硫污水，其中含有較高濃度的硫化氫、氨等有害雜質(zhì)，若直接排放會對環(huán)境造成嚴重破環(huán)，需要送至酸性水汽提裝置進行處理并回收利用。（2）將來自分餾系統(tǒng)分餾塔塔頂回流罐、清洗機泵及沖洗地面等所產(chǎn)生的含油污水一并排入含油污水系統(tǒng)。（3）另外需要將裝置內(nèi)雨水排放系統(tǒng)與含油污水排放系統(tǒng)分開，含油雨水排放系統(tǒng)與清凈雨水的排放系統(tǒng)分開。清凈雨水直接排入清凈廢水系統(tǒng)，防止清潔雨水、地面水進入含油污水系統(tǒng)，以降低工廠污水處理的運行負荷。（4）生活污水：將職工生活污水應根據(jù)污染程度不同進行多級充分利用，再將不可利用的生活廢水間歇排入生活污水系統(tǒng)。5.1.2廢氣的處理措施：榆林是一個集煤炭、石油、天然氣、巖鹽等資源為一體的“能源大戶”，各類化工企業(yè)相對較為集中，在廢氣的排放標準更應嚴苛一些，防止造成嚴重的大氣污染。（1）加熱爐中產(chǎn)生的高溫煙氣通過空氣預熱器充分回收其熱量并通過煙囪向高空直接排放，定期檢測煙氣排放組成是否符合排放標準，若不達標需進行處理達標后才可排放。（2）將裝置開、停工或生產(chǎn)不平衡時，所造成的緊急放空排放含烴氣體，和安全閥為恒壓穩(wěn)壓所放空排除的油氣，密送至火炬系統(tǒng)進行充分燃燒，再排入大氣中。（3）將生產(chǎn)過程中各工藝裝置所產(chǎn)生的含硫氣體進行集中處理，一般會分離出含硫氣體及溶液的裝置有高壓分離器、低壓分離器、含硫污水罐、富胺液閃蒸罐、脫硫化氫汽提塔塔頂回流罐等設備，需將各裝置分離出的含硫氣體統(tǒng)一送至裝置外的脫硫裝置進行脫硫處理并回收利用。5.1.3固體廢棄物的處理措施該裝置產(chǎn)生的固體廢棄物主要有以下幾種：（1）對加氫反應器中排出的不可再生利用的廢催化劑，應集中處理或統(tǒng)一送至廢催化劑回收工廠，切不可隨意堆放，以免造成人員傷害和不可逆環(huán)境污染。（2）對加氫反應器排出的已失活的催化劑保護劑，應集中進行高溫焚燒處理或粉碎或深埋處理，也可直接送至專門的回收工廠。（3）對加氫反應器排出的已失活的不可再次回收利用次廢瓷球，集中進行磨粉處理或深埋處理。5.1.4噪聲及處理措施：本工藝流程中產(chǎn)生噪聲的工藝設備有各類加壓機泵、空冷器設備、加熱爐、壓縮機、蒸汽放空口等。通過設置消聲罩、安裝低噪音燃料器、消聲器、低轉速風機、低噪聲電機等方式降低噪音危害。5.1.5具體操作措施開停工、檢修過程中，可能存在流體泄漏，漫流到設備區(qū)周圍，必須按照設計標準設置不低于150mm高的圍堰和導液設施?；どa(chǎn)中不可避免的涉及諸多危險化學品或其他有毒有害物質(zhì)，各個生產(chǎn)單元均需設置圍堰、裝卸區(qū)、污水收集池等應急設施，反應裝置、分餾裝置、罐區(qū)、裝卸區(qū)、作業(yè)場所和危險廢物貯存設施（場所）等風險單元，更需定期巡檢維護，做到提前預防，安全生產(chǎn)。定期維護圍堰等的切換閥門，在雨水排放系統(tǒng)及污水處理系統(tǒng)總排口進行在線監(jiān)測、安裝視頻監(jiān)控系統(tǒng)及應急閘（閥）。(3)該工藝流程中各設備管道的排液口、采樣口和溢流口的排出物統(tǒng)一進入地漏系統(tǒng)進行集中收集并進行針對性的處理。(4)將機泵的各類排放物和地面沖洗污水通過機泵附近專門設計的排水明溝，導入地漏經(jīng)水封處理再排入含油污水系統(tǒng)進行處理。(5)鍋爐的蒸汽或壓力氣體放空口均需設消聲裝置。消聲器盡可能設置在高出裝置平臺或建筑物頂部3.5m以上的10m范圍內(nèi)，同時排氣口噪聲的指向應盡可能的避開人員密集區(qū)域，同時需要考慮風向等因素安裝多個消聲裝置。5.2安全評價該項目工藝均在高溫高壓進行下且該反應屬于加氫裂化反應，一是需要通入大量的氫氣，二是該反應屬于強放熱反應。在此條件下操作需要防止劇烈反應導致飛溫，還需對裝置的密閉性進行定期校核檢驗，以防氫氣泄露或發(fā)生火災爆炸危險。5.2.1潛在危險性分析(1)火災、爆炸的危險分析以榆林常壓餾分柴油為原料，經(jīng)過加氫脫硫、脫氮，烯烴和芳烴飽和等強放熱反應，生產(chǎn)滿足航空煤油。該裝置是在較高溫度和壓力及臨氫條件下操作的，所用原料、產(chǎn)品多為易燃、易爆物。物料一旦泄漏極有可能自燃，并誘發(fā)全裝置發(fā)生火災爆炸事故。(2)毒性物質(zhì)危害生產(chǎn)過程中主要有毒及有害物料為硫化氫、石腦油等。硫化氫是一種無色，但具有臭雞蛋味的劇毒氣體。當空氣中的硫化氫濃度達到0.025-0.1時，你能聞到味道。當濃度達到10～15ppm時，就會出現(xiàn)輕微中毒事件；當濃度達到200ppm以上時，就有致命的可能性。危害程度分級II級，車間中硫化氫最高允許濃度為10mg/m3。石腦油：通常為無色或淡黃色易揮發(fā)液體，易燃，具刺激性，對環(huán)境有危害。對大氣、土壤和水體可造成污染。其蒸氣與空氣可形成爆炸性混合物，遇明火、高熱能引起燃燒爆炸。其蒸氣比空氣重，能在較低處擴散到相當遠的地方，遇火源會著火回燃。可以對中樞神經(jīng)系統(tǒng)起麻醉作用，嚴重時出現(xiàn)中毒性腦病，液體吸入呼吸道能夠引發(fā)吸入性肺炎，皮膚接觸致急性接觸性皮炎等。危害程度分級IV級，時間加權平均容許濃度為300mg/m3。在此操作過程中，需要進行防護措施的佩戴，并持有便攜式有毒有害物質(zhì)探測器，以防操作工長期暴露在危險工況下。(3)腐蝕性的物質(zhì)危害由于加氫裂化是在高溫、中壓、臨氫條件下操作，在生產(chǎn)過程中各工藝裝置都有可能遭受該工藝流體中混雜的H2S、NH3等有毒有害物質(zhì)的腐蝕、侵害。另外H2S、NH3極有可能使設備接觸面處發(fā)生氫鼓泡、表面脫碳、硫化物應力腐蝕開裂、高溫H2S＋H2腐蝕、氫腐蝕、氫脆等氫損傷。因此需要在工藝流程前期設置脫硫裝置對硫化物進行脫除，另外需要通入軟化水對低溫下易反應并結晶的成硫化銨晶體，以防止管道堵塞，造成不可預知的危害。5.2.2消除