加氢精制及制氢联合装置技术方案复习进程

1、30 万吨 / 年加氢精制及制氢联合装置初步技术方案Zhejiang Meiyang International Petrochemical Pharmaceutical Engineering Design CO.,LTD.2008年 9月 21 日目录第一节工程简述及设计原则 2第二节装置规模、原料及产品方案 3第三节工艺技术方案及流程简述 5第四节装置平面布置 15第五节公用工程消耗 16第六节投资估算 18第七节技术保证 19第一节 工程简述及设计原则一、工程简述xx 公司拟建设 30 万吨/ 年汽柴油加氢精制装置，原料组成为 15 万吨/年催化柴油，1112万吨/年焦化柴油，34万吨

2、/年焦化汽油， 根据加氢精制装置的生产规模及产品方案，需配套 5000m3n/h 制氢装 置。（年操作时数为 8000 小时）。二、设计范围及原则1 、30 万吨 / 年汽柴油加氢精制装置、 5000m3n/h 制氢装置按联合 装置布置，制氢装置只为汽柴油加氢精制装置供氢。设计范围为联合 装置边界线以内，主要内容包括：加氢的反应、分馏部分，制氢的转 化造气、变换和 PSA 部分，以及联合装置的变配电室和中心控制室。 加氢精制装置的含硫气体送至催化的产品精制装置与催化干气一起脱 硫。脱硫后的气体作为制氢装置的主原料，石脑油作为辅助原料。2、加氢精制装置的目的以脱硫、脱氮和烯烃饱和为主，不考虑加

3、氢改质。采用国内催化剂、设备和工艺技术。3、制氢装置造气单元采用催化干气蒸汽转化制氢专有技术； 净化 单元采用国内变压吸附（PSA技术。4、按年开工 8000 小时计算小时加工量。5、严格执行国家有关工程建设质量管理法规，确保装置安全、稳 定、长周期运行，减少维护维修的工作量，从而提高整体的经济效益。6、认真贯彻国家关于环境保护和劳动保护的法规和要求。认真贯 彻安全第一预防为主的指导思想。对生产中易燃易爆有毒有害物质设 置必要的防范措施。三废排放要符合国家现行有关标准和法规。7、装置工艺过程控制采用DCS以提高装置的自动化水平8、为节约外汇，主要设备和材料均立足于国内供货。第二节 装置规模、原

4、料及产品方案一、加氢精制装置1、生产规模及实际加工量生产规模为： 30 万吨/ 年。其实际加工量应为： 30 万吨/ 年。2、原料组成催化柴油 15 万吨/ 年；焦化柴油1112万吨/年；焦化汽油34万吨/年。3、燃料以脱硫气体为燃料，不考虑使用重质燃料油。4、产品方案以脱硫、脱氮和烯烃饱和为主， 不考虑加氢改质。 生产低硫、低氮、 安定性较好的汽、柴油调和组分。二、制氢装置1 、生产规模及实际加工量 根据加氢精制装置的生产规模及产品方案， 制氢装置的实际产氢量 应为： 0.300.36万吨 / 年。其生产规模应确定为： 5000m3n/h 工业氢。 （年操作时数为 8000 小时）。2、原料

5、以脱硫后的催化干气、 加氢干气（或焦化干气） 等气体作为制氢装置的主原料，石脑油作为辅助原料。原来的规格要求如下： 脱硫气体：总硫含量 50ppm。石脑油：烯烃1%mol,芳烃含量13%,环烷烃36%,干点V180C,总硫含量 100ppm。3、燃料装置正常生产时，燃料主要由PSA的解吸气提供，不足部分由脱硫 气体补充。4、产品方案装置主要产品为工业氢，副产的变压吸附（PSA解吸气作为转化 炉的燃料。工业氢规格：组成：V%组分H2> 99.99CH4< 5ppmCO< 10PPmCO2< 5PPmH2O< 10PPm第三节工艺技术方案及流程简述一、加氢精制装置（一

6、）工艺技术方案根据原料的组成，焦化汽油的量较少，不宜单独进料，因此考虑采 用与柴油混合进料的加工方式，有利于降低装置的投资。汽柴油加氢精制的工艺和工程技术非常成熟，其核心是加氢精制催 化剂。目前，北京石油化工科学研究院和抚顺石油化工研究院分别开 发了各自的加氢精制技术和加氢精制催化剂RN-1或RN-10和FH-5A或FH-9 8,采用上述加氢精制技术可以提高原料储存安定性及热安定性， 同时可少量提高十六烷值（1-3个单位），降低硫含量。FH-98与参比剂-2、参比剂-3加氢活性比较*催化剂FH-98参比剂-2参比剂-3油品名称原料油精制油精制油精制油氮含量,jg/g122698135126脱氮

7、率,m%92.087.589.7*工艺条件：氢分压 6.0MPa、体积空速2.0h-1、氢油体积比500 : 1、反应温度：350° C推荐加氢精制催化剂为FH-98，以取得高收率。操作条件如下:反应器主要操作条件反应器加氢精制（保护剂段/精制段）反应器入口氢分压力，MPa6.4体积空速，h-1反应器入口气油体积比500平均反应温度，°C345所采用技术方案的特点如下：1、采用国产催化剂：采用抚顺石油化工科学研究院的FH-5A 或FH-98 或北京石油化工科学研究院 RN-10 或其他性能相当的国产催化 剂。催化剂再生按器内再生考虑。2、氢气和原料油混合后与反应流出物换热以

8、提高换热器的传热效 率，然后经加热炉升温，以降低原料油在加热炉炉管内的结焦程度。3、采用技术成熟的双壳程换热器，提高换热器传热效率。4、装置内原料油缓冲罐采用燃料气保护，使原料油与空气隔离， 控制原料油氧含量，减轻高温部位结焦程度。5、采用热壁型式和新型内部构件的反应器，使进入催化剂床层的 物流分配和催化剂床层的径向温度分布均匀。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软化水注入点，以防止低温部 位铵盐析出。8、柴油汽提塔采用水蒸汽汽提，塔顶设注缓蚀剂设施，以减轻塔 顶流出物中硫化氢对汽提塔顶系统的腐蚀。9、为了充分利用热量，减少高压换热器台数，设计考虑

9、汽提塔进 料先与汽提塔底柴油换热，然后再与反应流出物换热至入塔温度。10、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。11、催化剂预硫化采用气相硫化方法。催化剂再生采用氮气 - 空气 循环再生方式，并设置相应设施。12、再生过程的注碱系统采用碱液循环流程， 降低碱耗，减少污染（ 二） 工艺流程简述1、反应部分 自罐区来的四路原料油在原料油缓冲罐液面和流量控制下， 通过原 料油过滤器除去原料中大于 25 微米的颗粒后，进入原料油缓冲罐，原 料油缓冲罐用燃料气气封。自原料油缓冲罐来的原料油经加氢进料泵 增压后，在流量控制下，经反应流出物 / 原料油换热器换热后，与混合 氢混合进入反应

10、流出物 / 反应进料换热器， 然后经反应进料加热炉加热 至反应所需温度，进入加氢精制反应器。该反应器设置两个催化剂床 层，床层间设有注急冷氢设施。自加氢精制反应器出来的反应流出物经反应流出物 / 反应进料换热 器、反应流出物 /低分油换热器 、反应流出物 /原料油换热器依次与反 应进料、低分油、原料油换热，然后经反应流出物空冷器及水冷器冷 却至45C,进入高压分离器。为了防止反应流出物中的铵盐在低温部 位析出， 通过注水泵将脱氧水注到反应流出物空冷器上游侧的管道中。冷却后的反应流出物在高压分离器中进行油、 气、水三相分离。 高 分气（ 循环氢 ） 经循环氢压缩机入口分液罐分液后，进入循环氢压缩

11、机 升压，然后分两路：一路作为急冷氢进反应器；一路与来自新氢压缩 机的新氢混合，混合氢与原料油混合作为反应进料。含硫、含氨污水 自高压分离器底部排出至酸性水汽提装置处理。高分油相在液位控制 下经减压调节阀进入低压分离器，其闪蒸气体排至工厂燃料气管网。低分油经精制柴油 / 低分油换热器和反应流出物 /低分油换热器分 别与精制柴油、反应流出物换热后进入柴油汽提塔 。入塔温度用反应 流出物/ 低分油换热器旁路调节控制。新氢经新氢压缩机入口分液罐经分液后进入新氢压缩机 ，经两级 升压后与循环氢混合。2、分馏部分从反应部分来的低分油经精制柴油 / 低分油换热器 、反应流出物 / 低分油换热器换热至275

12、C左右进入柴油汽提塔。塔底用I.OMPa过热 蒸汽汽提，塔顶油气经汽提塔顶空冷器和汽提塔顶后冷器冷凝冷却至 40C,进入汽提塔顶回流罐进行气、油、水三相分离。闪蒸出的气体 排至燃料气管网。含硫含氨污水与高分污水一起送出装置。油相经汽 提塔顶回流泵升压后一部分作为塔顶回流，一部分作为粗汽油去稳定 塔。从汽提塔顶回流罐来的粗汽油经稳定汽油（精制石脑油） / 粗汽油 换热后进入汽油稳定塔 。稳定塔底用精制柴油作稳定塔重沸器热源， 稳定塔塔顶油气经稳定塔顶水冷器冷凝冷却至 40C，进入稳定塔顶回 流罐进行气、油、水三相分离。闪蒸出的气体排至燃料气管网。含硫 含氨污水与高分污水一起送出装置。油相经汽提塔

13、顶回流泵升压后作 为塔顶回流。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。缓蚀剂自缓蚀剂罐经缓蚀剂泵注入塔顶管道。塔底精制柴油经柴油泵增压后与低分油换热至80C左右,然后进入柴油空冷器冷却至50C，经柴油脱水罐脱水后出装置。3、催化剂预硫化流程为了使催化剂具有活性， 新鲜的或再生后的催化剂在使用前都必须 进行预硫化。本设计采用气相硫化方法，硫化剂为二甲基二硫化物 （DMD）S。催化剂硫化前先用硫化剂泵把 DMD抽入硫化剂罐中。硫化时，系 统内氢气经循环氢压缩机按正常操作路线进行循环。DMDSI硫化剂罐来，经计量后与来自反应流出物 / 反应进料换热器的氢气混合后，

14、进入 反应进料加热炉 ，按催化剂预硫化升温曲线的要求升温，通过反应器 中催化剂床层进行预硫化。自反应器来的流出物经换热器和空冷器冷却后进入高压分离器进 行分离。气体自高压分离器顶部排出，大部分进入循环机进行循环， 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底部 间断排出。4、催化剂再生流程催化剂在运转过程中将逐渐失去活性， 为了使失活的催化剂恢复活 性，本装置设置了催化剂器内再生设施，催化剂再生采用氮气空气 循环再生方法。催化剂再生时， 反应系统充入氮气， 由循环机进行循环， 催化剂再 生烧焦过程中所需的非净化压缩空气由新氢压缩机供给。催化剂再生流程中采用了注氨、 注碱措施。 液

15、氨由液氨罐经液氨泵 升压后注入到反应器出口管道中。新鲜碱液由槽车经注碱泵升压后注 入到混合器上游侧。碱液与再生气经混合器充分混合后进入高压分离器。 高压分离器气 体一部分排入大气，大部分在反应系统内部进行循环。高压分离器底 部碱液一部分作为废碱液经减压后送出装置。另一部分碱液经碱液循 环泵与碱液泵出口新鲜碱液混合进行碱液循环。附图 1 加氢装置反应部分工艺流程图。附图 2 加氢装置分馏部分工艺流程图。、制氢装置（一）工艺技术方案以轻烃为原料制取工业氢，国内外均认为蒸汽转化法为最佳方案。 经过多年的生产实践，目前已积累了许多成功的工程设计与操作经验。 该装置亦采用蒸汽转化法制氢。轻烃蒸汽转化制氢

16、装置所配套的净化工艺主要可分为两种，即化学 净化法（常规净化法）和变压吸附净化法（PSA净化法）。由于以催化 干气为原料，其中有较多的惰性气体，为保证氢气产品的纯度，该装 置须采用变压吸附净化法（PSA净化法）。典型的催化干气组成如下：序号组成催化干气摩尔分率（干基）1H226.75352C127.45493C210.42084C30.70145IC41.30265NC40.10027IC50.30068C2H413.22659C3H61.803610CO22.705411N214.228512O21.0020主要工艺过程操作条件1、加氢反应器管程壳程介质原料气热载体入口温度c250 250出

17、口温度c380 350入口压力 MPa(abs)3.20 0.6出口压力 MPa(abs)3.18 0.65加氢催化剂装量 m3 42、脱硫反应器入口温度c370出口温度c360入口压力 MPa(abs)3.17出口压力 MPa(abs)3.15脱硫剂装量 m35.03、转化炉辐射段入口温度c500出口温度c820入口压力 MPa(abs)3.0出口压力 MPa(abs)2.75碳空速 h-1862水碳比 mol/mol3.5催化剂装量 m32.44、中温变换反应器入口温度c 出口温度c入口压力 MPa(abs) 出口压力 MPa(abs) 空速(干) h -1 催化剂装量 m5、PSA单元操

18、作条件 入口温度 c 入口压力 MPa(G) 产氢压力 MPa(G)3604152.722.7024003.1402.52.4主要工艺技术特点1、采用催化干气作为装置原料，和轻石脑油作为制氢装置的原料 相比，提高了原料产氢率，降低了原料和燃料消耗。2、优化装置设计，合理选择工艺参数，采用较高的转化出口温度(820C)，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、原料精制部分烯烃饱和反应放出的热量采用热载体取热方案，既省掉一台固定床反应器，又能控制加氢反应器出口温度在350380C，保证了 ZnO脱硫温度要求。4

19、、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、为了提高装置的可靠性，确保装置长周期安全运行，转化催化 剂选用齐鲁化工研究院研制生产的蒸汽转化催化剂 Z402/Z4056、一氧化碳变换部分仅采用中温变换流程， 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、采用三合一的产汽流程（即烟道气、转化气、中变气的产汽系 统共用一台汽包），简化了余热回收流程，降低了装置投资。8、优化换热流程，合理利用余热能位，提高有效能效率。 利用转化炉烟道气高温位余热预热原料气，利用烟道气和转化气的高温位余热发生3

20、.5MPa中压蒸汽。所产蒸汽一部分作为工艺用汽， 多余部分减温减压外输至低压蒸汽管网。 利用中变气高温位余热预热锅炉给水，以增加中压蒸汽产量。 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、 原料预热炉的热效率，以降低燃料消耗。9、回收工艺冷凝水，减少装置脱盐水用量。在变换气冷却过程中 将产生大量的冷凝水，这部分冷凝水如直接排放，将会污染环境或增 加污水处理场负担。本设计将工艺冷凝液经汽提塔汽提后直接进入除 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。10、采用U型管双壳程换热器，加深换热深度，提高热效

21、率。11、 采用PSA净化工艺，简化了制氢流程，提高了氢气质量，降低 了装置能耗。（ 二） 工艺流程简述1、进料系统原料气由装置外进入原料气缓冲罐， 然后经压缩机压缩后进入原料 气脱硫部分。2、烯烃饱和及脱硫部分进入烯烃饱和及脱硫部分的原料气经原料气加热炉预热至250 C左右，进入列管式加氢反应器中发生烯烃饱和及有机硫转化反应。烯 烃饱和反应是强放热反应，反应放出的热量通过壳程的热载体取热， 并控制出口温度为350380C。经过烯烃饱和以及有机硫转化为无机 硫后进入氧化锌脱硫反应器脱除硫化氢。精制后的气体硫含量小于 o.2PPm烯烃含量小于1%然后进入转化部分。3、转化部分精制后的原料气按水碳

22、比3.5与3.5MPa水蒸汽混合，再经转化炉 对流段予热至500 C，进入转化炉辐射段。在催化剂的作用下，发生复杂的水蒸汽转化反应。 整个反应过程是吸热的， 所需热量由 分布在转化炉顶部的气体燃料烧嘴提供，出转化炉820 C高温转化气经 转化气蒸汽发生器换热后，温度降至 360C，进入中温变换部分。4、变换部分来自转化气蒸汽发生器约360C的转化气进入中温变换反应器，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%左右。中变气经锅炉给水第二换热器、锅炉给水第一换热器、脱盐水预热器进 行热交换回收大部分余热后，再经中变气水冷却器冷却至40C，并经分水后进入PSA单元。5、PSA单元来自

23、造气单元压力约2.5MPa(G)、温度40C中变气进入界区后， 自塔底进入吸附塔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 99.99 的产品氢气，经压力调节系统稳压后送出装置。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， 冲洗解吸气进入

24、解吸气缓冲罐，然后经调节阀调节混合后稳定地送往 造气单元的转化炉作为燃料气。6、热回收及产汽系统 来自装置外的脱盐水经脱盐水预热器预热后与来自酸性水气提塔 的净化水混合后进入除氧器。除氧水经中压锅炉给水泵升压后，再经 锅炉给水第一预热器和锅炉给水第二预热器预热后进入中压汽包。锅炉水通过自然循环的方式分别经过转化炉对流段的产汽段、 水保 护段及转化气蒸汽发生器产生中压蒸汽。所产生的中压蒸汽在转化炉 对流段蒸汽过热段过热至430 C离开汽包。一部分蒸汽作为工艺蒸汽使 用；另一部分减温减压至I.OMPa进入全厂低压蒸汽管网。第四节 装置平面布置一、遵守的主要标准、规范石油化工企业设计防火规范 GB5

25、0160-92（1999 年版）爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范 GB50058-92 石油化工企业建筑设计规范 SHJ17-90石油化工企业工艺装置设备平面布置设计通则 SHJ11-89二、平面布置根据金澳科技（湖北）化工有限公司公司30万吨/年加氢精制及制 氢联合装置的规划，30万吨/年汽柴油加氢精制装置、5000m3n/h制氢 装置按联合装置布置，可布置在汽柴油加氢精制及制氢装置的预留地 内。三、装置占地：见附图5总平面布置图，占地约1.62公顷（含装 置周边道路面积的一半）。第五节公用工程消耗一、加氢精制装置公用工程消耗序号项目单位数量备注1循环水t/h145.30连续2生活水t/h2间断3电Kwh/h963.40连续4I.OMPa蒸汽t/h0.44间断5燃料气M3n/h327连续6净化压缩空气M3n/h240.00连续7非净化压缩空气m3 n/h900