制氢装置操作规程

1、中国石油化工股份茂名分公司炼油分部 MRCC 07.304.22-2007 6×104m3/h制氢装置6×104m3/h制氢装置操作规程操 作 规 程批准日期：2006年12月20日 执行日期：2007年1月1日 ?6×104m3/h制氢操作规程?审查批准名单部门编 审 人备注编制联合二车间审核联合二车间技术质量处机动处生产管理处平安环保处技术质量处负责人批准总工程师目 录第一章 制氢装置概况11 装置设计、建造、首次开工概况12 装置改造内容23 设计原料和产品性质44 设计物料平衡及公用消耗75 装置设计边界条件及主要工艺指标76 工艺流程说明11第二章 工艺

2、原理、催化剂及助剂141 钴钼加氢脱硫反响142 脱氯反响153 氧化锌脱硫反响154 转化反响165 变换反响166 变压吸附177 膜别离188 制氢三剂性能及种类18第三章 岗位操作法221 加氢脱毒局部工艺管理和操作222 转化工艺管理和操作273 中温变换与低温变换局部工艺管理和操作314 PSA系统工艺管理和操作395 燃料气系统的操作716 V2021开工系统的正常操作727 锅炉产汽系统操作法738 炉子管理和操作899 换热器操作法9610 采样操作9611 蒸汽脱水及暖管操作9712 仪表的操作9713 容器的切水的操作9714 阀门开关的操作9815 压力表选用安装投用9

3、816 液位的检查9817 特阀的操作9818 蒸汽、氮气与工艺系统的隔离10419 膜别离系统工艺管理和操作10420 乏气回收工艺管理和操作110第四章 装置开工1121 催化剂装填1122 气密1143 催化剂脱水枯燥1164 加氢催化剂预硫化1175 转化催化剂与中变催化剂复原1186 低变催化剂复原1197 产汽系统进水建立液位1208 转化中低变系统氮气升温1219 产蒸汽并网12210 转化配纯氢与配蒸汽12411 脱硫系统升温升压12412 进干气与原料油12513 PSA升压产氢12614 投用低变反响器12715 调整负荷12816 投用膜别离系统128第五章 正常停工12

4、81 停工前的准备工作1282 正常停工步骤1283 退油及吹扫1314 催化剂的卸出134第六章 往复式压缩机C2001操作法1371 往复式压缩机开机平安准那么1372 机组性能1373 开机前的检查和准备1394 正常开机步骤1415 正常停机1416 紧急停机1427 正常换机1428 正常维护1429 往复式压缩机故障分析及处理143第七章 往复式压缩机C103操作法1471 改造C103向制氢装置提供气体原料的目的1472 装置概况1473 工艺流程1484 机组性能1485 C103联锁系统1506 开机前的检查和准备1527 正常开机步骤1538 正常停机1549 紧急停机15

5、410 正常换机15411 正常维护15512 正常操作要点15513 事故处理15514 使用C103供制氢原料的考前须知156第八章 泵及鼓引风机操作法1561 普通离心泵1562 计量泵1593 鼓引风机的操作维护161第九章 制氢装置ESD操作说明1621 总那么1622 ESD系统功能1623 系统的组成1634 操作面板1635 本装置ESD系统动作的条件、结果及处理方法165第十章 紧急停工及事故处理1681 装置平安生产工作特点和制订紧急停工及事故处理目的1682 装置平安技术装备1693 装置危险点分布监控图及平面布置图1704 适用范围1715 事故报告程序1716 事故应

6、急处理原那么1717 紧急停工及事故处理程序1718 装置紧急停工1729 停低压电事故处理17210 停高压电事故处理17311 停仪表风事故处理17412 停循环水事故处理17413 停脱盐水事故处理17514 停新鲜水事故处理17515 转化炉入炉蒸汽中断事故处理17616 原料中断事故处理17717 高压设备管线可燃气体泄漏事故处理17818 低压设备管线可燃气体泄漏事故处理17919 DCS故障处理预案18020 供氢中断PSA停车事故处理18121 转化炉炉管破裂大量氢气泄漏事故处理18122 转化炉炉管穿孔小漏事故处理18223 酸性气泄漏事故处理18324 联合二车间气防事故应

7、急处理预案18425 事故停车后的开工192第十一章 设备损伤及防护1961 湿硫化氢腐蚀1962 高温硫或硫化氢与氢共存的腐蚀1963 奥氏体不锈钢堆焊层的氢致剥离1964 高温蠕变1975 高温渗碳1976 碱脆1977 氯离子腐蚀1988 氢脆1989 碳酸腐蚀19810 设备维护保养198第十二章 平安与保健1991 HSE的根本知识1992 岗位平安责任2023 平安规定2034 预防职业中毒2035 防毒器具使用2076 消防器材的使用2087 平安用火的规定2098 装置开停工、检修实施HSE管理规定210附表一 制氢装置调节阀一览表-1213附表二 制氢装置节流孔板规格表219

8、附表三 制氢装置设备规格表221附表四 制氢机械部份报警及联缩保护一览表232附图五 装置联锁图236附图六 装置平面布置图241附图七 工艺流程图243附图八 设备单体图2473 第一章 制氢装置概况1 装置设计、建造、首次开工概况1.1 装置设计概况1.1.1 设计依据1中石化1997建设字407号，?关于茂名石化公司5万标方米/ 时制氢装置初步设计的批复?。2中石化(1997)建设字348号，?关于茂名石化公司加工进口含硫原油改扩建工程总体设计批复?。36×104m3/h 制氢装置(施工图设计)工程设计合同，合同号(1997)： 茂洛经设字第10号。1.1.2设计原那么1制氢装

9、置的生产能力为6×104m3/h工业氢，为降低建设投资，节省占地面积，采用单系列工艺方案。采用洛阳石化工程公司低能耗的轻烃水蒸汽转化技术以提高装置运转的可靠性，降低氢气生产本钱及能耗。2采用华西化工研究所的变压吸附(PSA)技术，以提高净化局部的运转可靠性，降低生产本钱。3严格遵守有关环保 平安及职业卫生法规，力争做到经济与社会效益的统一。4根据初步设计审查会的要求，中变反响后增设低温变换系统。5根据厂方要求，增加0.45MPa低压蒸汽发生系统。1.1.3 装置概况1.1.3.1 概述 制氢装置是茂名石化公司加工进口含硫原油改扩建工程的一局部。制氢装置与渣油加氢脱硫装置组成联合装置；

10、与第四套常减压蒸馏装置、第三套重油催化裂化装置和柴油加氢精制装置共用一个中心控制室，与渣油加氢脱硫和柴油加氢精制共用一个变配电间，分析化验由第三分析站完成。1.1.3.2 装置组成原料 膜别离 脱硫 转化 变换 PSA净化 工业氢1.1.3.3 生产规模 制氢装置设计生产能力为6×104m3/h工业氢，实际产氢要求： 4.8×104m3/h。年开工时数为8000小时。1.2 装置建造概况装置占地面积10500平方米，总投资为2.8亿元。装置于1997年7月15日破土开工，1999年9月30日工程实现高标准中交。1.3 装置首次开工概况装置于1999年6月1日开始装置管线水冲

11、洗。8月8日17：18时，转化炉开始氮气循环烘炉点火升温，经过11天的时间，先后完成了原料预热炉、转化炉烘炉及水汽系统煮炉、热氮试运等过程，至19日，顺利完成烘炉煮炉程序，然后，中压汽包按煮炉曲线进行要求由3.0MPa开始降压，8月20日2：00时当汽包压力降至1.1MPa时，发现蒸汽过热段有大量蒸汽泄漏并伴有碱液外流。经熄火降温后检查，发现如下现象：1弯头箱内大局部弯头和连接短管严重断裂，裂缝达100多处，均为穿透性裂缝。断口多数为横向断口，外径无变化。2裂缝多在焊缝附近，而弯头多在背弯位置。3弯头箱内大局部直管和弯头外表粘满浓缩的煮炉碱液。4中压汽包内旋风别离器的气罩有6个偏离，其中1个与

12、主体已别离。5炉内翅片管未发现断裂现象。8月27日装置撇开蒸汽过热段，开始热氮试运，9月5日转化炉到达配汽条件，配入外来蒸汽，9月9日转化炉熄火，装置热氮运结束。9月18日装置开始装填催化剂，9月28日装填结束。10月8日低变催化剂开始复原，10月11日复原结束。10月12日进行加氢催化剂的预硫化。10月15日制氢装置建立脱硫、转化、中变大循环，进行首次开汽。10月19日9：00时转化炉到达配氢配汽条件，在进行配氢配汽检查时，发现转化炉下集合管外接管泄漏，装置被迫停炉检查。在324根外接管中，先后查出89根带穿透和未穿透裂纹的接管。11月17日8：00时制氢装置建立脱硫转化大循环，转化炉、加热

13、炉重新升温，装置重新开工，11月19日11：00时进行配氢配汽，11月20日0：05时检查发现转化炉下支尾管与加强接头之间连接处漏氢并着火，装置再次停炉检查。接头上侧有3根开裂1根裂于母材已穿透，2根裂于焊缝；接头下侧有9根全部沿焊缝开裂；3根有25的气孔。12月14日装置重新开汽，于12月15日进行配氢配汽，于12月16日20：30时生产出合格的氢气。2 装置改造内容2.1 装置2001年大修改造内容2.1.1 技措工程(1) 将高压氮引至净化风入口分液罐入口(2) V2023压控阀前增设消音器，引至界区平台(3) 中低变反响器充氮阀移至地面(4) R2002A、B入口增设高压N2线(5)

14、E2001管程出口增设大阀及盲板。(6) 增设一台大流量的轻石油泵P2001C。(7) 更换HS7601、HS7602两个快速排水阀(8) 并网氢气增设流量孔板并引入DCS(9) 压缩机入口系统氢气流量引入DCS(10) V2007出口联锁阀KV7302增加手动开关(11) 第一、五分水罐更换液控阀(12) P2003A/B大回流增加调节阀。(13) 利用柴油加氢新氢机，提高转化系统循环量(14) R2001增加并联平安阀(15) 压缩机房增加加油机固定电源(16) FI7401扩大量程(17) FI7403扩大量程(18) FI7404扩大量程2.1.2 基建填平补齐及设计回访工程(1) 除

15、氧器V2021出口管道200-DOW2021.2B(H40)增加一切断阀，将P2006回流线改至V2021。(2) P2001出口管线更改为DN80管线。(3) SC2001采样线15-FG2021修改。(4) 低压汽包V2023上的平安阀SV2010A/B出口管原固定支架更改。(5) 开工加热器E2021管程材质修改，E2021的管程，材质改为15CrMoR。(6) 转化炉F2002下集合管及其冷却系统更换。(7) 在低压蒸汽发生器E2021低变气出入口管道增加一条跨线。(8) 原料气压缩机C2001入口分液罐增设液位自动控制回路，并增设上下液位报警。(9) 更换PSA系统的全部旋塞阀。(1

16、0) 低变升温热流线增设温控阀。(11) C2001A、B“一回一、“二回二增设自动控制回路。2.1.3 大修零星工程工程(1)更新加药泵P2005(2)转化炉入口充N2线移至KV7204阀后。(3)管P2021：中变气自E2002至R2003下部管线材质升级。(4)管P2021/1：低变气自R2004下部至E2021管线材质升级。(5)管P2021/1：低变气自管P2021至管P2021/1材质升级。(6)双联冷却器SC2005采样槽排水引至地面。(7)变换区1.0MPa蒸汽管线末端增设导淋。(8)E2005出口增加切断阀。(9)压缩机联箱与V2002入口增设跨线。(10)低变入口升温原线修

17、改。(11)转化开工线单向阀及截止阀移至地面。(12)脱硫反响器增加一个采样器。(13)增加南北制氢纯氢线作开工用。(14)V2021顶部出口安阀前增加一个压力表。(15)V2001进口管线增设蒸汽吹扫线。(16)压缩机入口联箱增设蒸汽吹扫线。(17)火炬线北端增设一条DN20的蒸汽吹扫线。(18)火炬线北端增设一条DN50的蒸汽吹扫线。(19)PSA区火炬线增设蒸汽吹扫线。(20)脱附气与瓦斯连通线上增加DN40吹扫线。(21)V2030增加DN20蒸汽吹扫线。(22)V2001增加DN50的无盐水赶油线。(23)V2007出口低变升温冷流线阀后增加压力表。(24)P2002出口与P2006

18、出口增设跨线，可将工艺冷凝水送至渣油作注水用。(25)南界区增加操作平台。(26)所有可燃气体及石脑油线界区阀前增加导淋阀。(27)氢气至煤油加氢及润滑油加氢的管线焊接。(28)低温放空线及高温放空线接头改造。(29)循环水进出口总管增加压力表。(30)将E2012A/B的管束更换为不锈钢材质。(31)V2021及V2021平安阀增加手阀。(32)过热段出口平安阀SV2021增加手阀。(33)增加氢气至三催化色谱仪作载气用。(34)甲烷分析仪增加预处理器。(35)F2001及F2002氧化锆改造。2.2 装置2003年大修改造内容2.2.1 技措工程情况1增加一台小流量石脑油泵P2001D2F

19、2001、F2002增加烟气采样管及配电3低温放空线增加流量计FIQ74084增加工业氢至溶剂油加氢管线2.2.2 车间技术改造工程情况1P2002A/B增加跨线2脱硫反响器后增加一个总采样器3转化炉进出口管线增加现场压力表4瓦斯系统增加低压氮气密置换线5压缩机入口充氮线改双阀6转化开工线增加放火炬线7工业氢并网线界区阀前增加现场压力表8F2001瓦斯阻火器前增加现场压力表2.2.3 仪表改造工程情况1V2004/V2005/V2006液控调节阀更换2V2006/V2007/V2013A/V2021沉筒液位计改差压液位计2.2.4 设备更新情况1更新转化炉空气预热器2更新转化炉四台风机调节风门

20、2.3 装置2005年大修改造主要内容1低变催化剂复原流程改造：自C2001A/B出口至F2002管线上增加一管线至E2021壳程入口。2炼厂气膜别离技术改造工程：在干气压缩机出口增加膜别离装置，膜别离装置出来的氢气送至1.2MPa氢气管网；尾气再作为制氢原料进入原料预热炉F2001；而膜别离装置出来的凝液经V2030界区外压油线直接送至四蒸馏装置回用。3转化开工系统压力控制改造：在第五分水罐V2007至压缩机C2001管线改为PV7310阀后至C2001入口，用于转化系统循环时控制C2001入口压力。4燃料气流控阀FV7502阀后增加阻火器。5将干气压缩机C2001A/B一、二级入口缓冲罐就

21、地自动排凝阀排放改为密闭式排放至火炬。6更换转化催化剂、低变催化剂和PSA局部分子筛。7原料加热炉对流管更换。8PSA程控阀更换。9PSA程序完善修改。2.4 装置2006年改造内容1增加乏汽回收单元，回收除氧槽放空蒸汽。2增加C103A/B为制氢提供干气。3膜别离装置出来的凝液直接送至三催化装置回用。(4) 将乙烯氢和重整氢引入PSA。3 设计原料和产品性质3.1 原料性质 制氢装置设计原料有加氢干气、渣油加氢释放气、轻石脑油， 主要性质如下：表一 加氢干气、渣油加氢释放气的主要性质名 称净化干气，mol%脱硫净化气，mol%渣油加氢释放气，mol%焦化干气，mol%H242.1616.06

22、41.1241.36CH47.1532.7528.2221.64C2H612.2225.7315.0419.1C3H819.8914.7311.068.34n-C415.507.804.027.80n-C51.611.080.291.080-C3-50005.96H2O1.571.010.251.01H2O1.571.010.251.01硫含量ppm(w)20202020合 计100100100100温 度，40404040压力MPa(abs)0.40.44.050.4表二 轻石脑油的主要性质项 目组 成，mol%C3H80.59C4H101.53C4H101.81C5H1218.03C5H1

23、28.85C6H1412.292-甲基戊烷24.193-甲基戊烷12.57甲基环戊烷0.14硫含量50ppm合 计100温 度40压 力0.25密 度675.5kg/m3表三 循环氢的主要性质项 目组 成，mol%H299.99CH40.01CO+CO220ppmH2O平衡合计100温度40压力4.0MPa3.2 产品规格表四 工业氢的主要性质项 目组 成，mol%H299.99CH40.01CO+CO220ppmH2O平衡合计100温度40压力2.45MPa表五 脱附气的主要性质项 目组 成，mol%H220.91CH417.37CO1.19CO259.73H2O0.80合计100温度40压

24、力0.03MPa表六 设计产品为氢气和尾气组成情况物流名称混合气全部回收原料气产品气尾气H2 mol%62.6294.8433.92C1 mol%12.042.7120.36C2 mol%3.800.436.8C3 mol%8.470.4215.65C4 mol%9.220.1626.52C5 mol%0.720.010.71N2 mol%2.841.21.36O2 mol%0.270.234.29H2S mol%0.010.010.31合计 mol%1001001004 设计物料平衡及公用消耗4.1 设计物料平衡表七 装置的物料平衡项 目收率，mol%数 量/h104t/a原 料轻石脑油82

25、936.63混合干气93147.45工艺蒸汽7413959.31合 计9174673.39产 品工业氢53974.32脱附气4504136.03冷凝水4130833.04合 计9174673.394.2 公用工程消耗表八 能耗计算汇总(计算方法按SYJ 1029-83规定)序号工程消耗量燃料低热值或能耗指标总能耗， MJ/h103m3/h耗量小时耗量单位数量单位数量单位数量1脱硫净化气44.92696MJ/kg45121322净化干气37.42242MJ/kg451008903释放气72.94376MJ/kg451969204轻石脑油138.28293MJ/kg453731855燃料气m3n7

26、5.2m3n4512MJ/m3n29.572806脱盐水t1.3t75.6MJ/t96.372807循环水t2.4t141.3MJ/t4.195928电kW.h27.2kw.h1634.3MJ/kw.h12.562052793.5MPa蒸汽t0.48t-28.6MJ/t3684.30-105371100.45MPa蒸汽t0.15t-9MJ/t2763.29-2487011净化风m3n9m3n540MJ/m3n1.6790212新鲜水t0.21t12.8MJ/t7.549713综合能耗8245765 装置设计边界条件及主要工艺指标5.1 装置设计边界条件(1)脱硫净化气压力 0.5MPa温度 4

27、0(2)净化干气压力 0.5MPa温度 40(3)释放气压力 4.15MPa温度 40(4)柴油加氢循环氢压力 5.0MPa温度 40(5)管网氢压力 1.2MPa温度 40(6)燃料气催化干气进装置温度 40进装置压力 0.3MPa低热值 28784kJm3n组成 (mol)H2 37.74CH4 23.92C2H6 10.94C3H8 1.45C4H10 0.29C5H12 0.06C2H4 13.89O2 0.52N2 8.83CO2 1.68H2O 0.68合计 100(7)循环水供水温度 32供水压力 0.45MPa(8)新鲜水供水温度 32供水压力 0.29MPa(9)无盐水供水温

28、度 32供水压力 0.25MPa(10)中压蒸汽(3.5MPa蒸汽)压力 3.5MPa温度 420(11)低压蒸汽(1.0MPa蒸汽)压力 1.0MPa温度 220(12)低低压蒸汽(0.45MPa蒸汽)压力 0.45MPa温度 154(13)净化风压力 0.5MPa温度 40(14)非净化风压力 0.5MPa温度 40(15)高压氮气压力 5.0MPa温度 40(16)低压氮气压力 0.58MPa温度 405.2 主要工艺指标(1)脱硫系统原料油缓冲罐液位于 % 4070加热炉出口温度 370±10加热炉炉膛温度 800加氢反响器入口温度 380加氢反响器热点温度 390脱硫反响器

29、入口温度 360±10系统压力 MPa(abs) 3.10加氢催化剂装填量 m3 15.7脱氯剂装填量 m3 9.4脱硫剂装填量 m3 18.8×2脱硫剂硫容 公斤硫公斤催化剂 0.25(2)转化炉入口温度 480520出口温度 820炉膛热点温度 1020炉膛温差 100水碳比 molmol 3.5碳空速 h-1 1000转化炉出口剩余甲烷含量 % 10催化剂装填量 m3 35.8(3)中低变反响器中变入口温度 360±10中变床层热点温度 450低变入口温度 205215低变床层热点温度 230中变出口CO含量 % 3低变出口CO含量 % 0.3中变催化剂装填

30、量 m3 41.5低变催化剂装填量 m3 36.0中变空速干 h-1 2000低变空速干 h-1 2000(4)分水罐低变气第一分水罐 % 4070低变气第二分水罐 % 4070低变气第三分水罐 % 4070低变气第四分水罐 % 2040低变气第五分水罐 % 830(5)汽提塔净化水液位 % 4070(6)PSA净化局部入口温度 3240入口压力 MPaabs 2.40±0.2出口压力 MPaabs 2.40±0.2(7)PSA单元序号 变压吸附步骤 代号 压力(MPa)1 吸附一 A1 2.452 吸附二 A2 2.453 吸附三 A3 2.454 吸附四 A4 2.45

31、5 一均降 E1 2.452.06 二均降 E2 2.01.57 三均降 E3 1.51.08 四均降 E4 1.00.529 顺放一 PP1 0.520.4310 顺放二 PP2 0.430.3411 顺放三 PP3 0.340.2512 逆放 D 0.250.0313 冲洗三 P3 0.0314 冲洗二 P2 0.0315 冲洗一 P1 0.0316 四均升 R4 0.030.5217 三均升 R3 0.521.018 二均升 R2 1.01.519 一均升 R1 1.52.020 产品升 FR 2.02.4(8)膜别离单元膜前压力 2.93.2 -3.3MPa膜前温度 80-95加热温差

32、 25-40进气流量 0-12240m3/hH2S浓度 0.01% (mol)提纯氢气纯度 94%提纯氢气压力 1.0MPaG旋风别离器液位LICSA-101 2040%6 工艺流程说明6.1 膜别离系统膜别离单元主要由原料气预处理和膜别离两局部组成。混合加氢干气经干气压缩机升压至3.4MPa，升温至110，首先进入冷却器E-102冷却至45左右，然后进入预处理系统，预处理系统由旋风别离器V-101、前置过滤器(F-101AB)、精密过滤器(F-102AB)和加热器E-101组成。预处理的目的是除去原料气中可能含有的液态烃和水，以及固体颗粒，从而得到清洁的饱和气体，为防止饱和气体在膜外表凝结，

33、在进入膜别离器前，先进入加热器E-101加热到80左右，使其远离露点。经过预处理的气体直接进入膜别离器M-101，膜别离器将氢气与其他气体别离，从而实现提纯氢气的目的。每个膜别离器外形类似一管壳式热交换器，膜别离器壳内由数千根中空纤维膜丝填充，类似于管束。原料气从上端侧面进入膜别离器。由于各种气体组分在透过中空纤维膜时的溶解度和扩散系数不同，导致不同气体在膜中的相对渗透速率不同，在原料气的各组分中氢气的相对渗透速率最快，从而可将氢气别离提纯。在原料气沿膜别离器长度方向流动时，更多的氢气进入中空纤维。在中空纤维芯侧得到94的富氢产品，称为渗透气，压力为1.3 MPaG，该气体经产品冷却器E-10

34、3冷却到40后进入氢气管网。没有透过中空纤维膜的贫氢气体在壳侧富集，称为尾气，尾气进入制氢下工序。本单元设有联锁导流阀HV-103和联锁放空阀HV-104，当紧急停车时，膜前切断阀HV-101关闭，保护膜别离器，同时HV-103和 HV-104自动翻开，保证原料气通过HV-103直接进入制氢装置，确保制氢装置连续生产；通过HV-104的分流，可以保证通过HV-103进入制氢装置的气体流量不至于波动过大，使制氢装置平稳运行。6.2 脱硫系统本制氢装置原料共有三种：轻石脑油、焦化干气、加氢干气渣油加氢干气、柴油加氢脱硫净化气、加氢裂化干气。以石脑油为原料时，石脑油由系统管网进入，先进入原料缓冲罐V

35、2001，然后由石脑油泵P2001A、P2001B、P2001C、P2001D抽出经加压至4.45MPa后进入原料预热炉F2001。钴钼加氢脱硫所需的氢气，由柴油加氢装置来，但是一般采用南北制氢来的纯氢气或由PSA返回的自产氢经压缩机加压后在石脑油泵出口与石脑油混合，一起进入原料预热炉。以加氢干气和焦化干气为原料时，干气首先进入加氢干气分液罐V2002，经分液后进入加氢干气压缩机C2001A、C2001B加压至3.8MPa，在石脑油泵出口与石脑油混合后一起进入原料预热炉。混合后的原料油、气先进入原料预热炉F2001，加热至脱硫反响所需温度330380后此时原料已全部汽化，进入加氢反响器R200

36、1，在此发生加氢转化反响，使有机硫化物和有机氯化物转化为硫化氢和氯化氢。加氢反响器下部装有脱氯剂，可将原料气中的氯含量脱至0.2PPm以下。从加氢反响器出来的原料气进入氧化锌脱硫反响器R2002A、R2002B，两个氧化锌脱硫反响器既能单独使用，也能串在一起使用。在此反响器里，氧化锌与硫化氢发生反响，生成硫化锌，脱硫后，原料气中的硫含量可降至0.5ppm以下。在原料预热炉入口装有N2管、1.0MPa蒸汽管及柴油加氢新氢机出口来的管线，在加氢反响器入口装有净化风管、N2管、1.0MPa蒸汽管及低变开工线，在脱硫反响器入口装有净化风管、高压N2管、低压N2管、1.0MPa蒸汽管，在脱硫系统出口有开

37、工排放气管线。这些管线都是开工或特殊需要时使用的。原料气经脱氯、脱硫处理后，进入转化系统。6.3 转化局部脱硫后的原料气在进入转化炉F2002之前，按水碳比3.5与来自本装置中压汽包V2021的3.5MPa的中压蒸汽混合，混合后经转化炉对流段的原料预热段加热至500，由转化炉的上集合管进入转化炉F2002。转化炉管内装有转化催化剂，在催化剂的作用下，烃类与水蒸汽发生化学反响，整个过程是强吸热的。反响生成物为H2、CO、CO2，以及剩余的甲烷及过剩的水蒸汽。转化反响所需的热量由设置于炉子顶部的气体燃料烧嘴提供。燃料气由装置燃料系统来，转化炉炉温与燃料气串级调节，具体控制方法在自动控制局部再具体说

38、明。出转化炉、温度为820的高温转化气进入转化气蒸汽发生器E2001与来自中压汽包的汽包水、汽换热，换热后温度降至360380，然后进入中温变换反响局部。转化炉入口设有从压缩机出口过来的开工线及柴油加氢新氢机出口来的管线。6.4 中低温变换局部从转化气蒸汽发生器出来的360380的转化气，进入中温变换反响器R2003，在催化剂的作用下，发生变换反响，使变换气中CO的含量降至3%，从中变反响器出来的中变气进入锅炉给水第二预热器E2002，再进入低变反响器R2004。从低温变换反响器出来的低变气进入低压蒸汽发生器E2021，与来自低压汽包V2023的低压汽包锅炉水换热，温度降至168，接着进入低变

39、气第一分水罐V2003，经分液后，从顶部出来的低变气、水蒸汽进入锅炉给水第一预热器2003，与来自中压给水泵P2003A、P2003B的除氧水换热，温度降至148，然后进入低变气第二分水罐V2004，分液后，从顶部出来的低变气、水蒸汽分两路分别进入无盐水预热器E2004及除氧用蒸汽发生器E2005。在无盐水预热器，低变气与来自无盐水泵P2004A、P2004B或其跨线的无盐水换热 。在除氧用蒸汽发生器，低变气与来自0.1MPa低压汽包V2022底部的汽包水换热，换热后，从两个换热器出来的低变气混合后进入低变气第三分水罐V2005。从其顶部出来的低变气进入低变气空冷器E2006。从低变气第一、二

40、、三分水罐底部出来的酸性水混合后进入酸性水汽提塔T2001的中部。从低变空冷器出来的低变气进入低变气第四分水罐V2006，分液后，从其顶部出来的低变气进入低变气冷却器E2007，与循环水换热后进入低变气第五分水罐，从其顶部出来的40左右的低变气进入变压吸附系统PSA。从低变气第四、第五分水罐底部出来的酸性水混合后进入酸性水汽提塔T2001的上部。在第五分水罐顶部引出来的管线上，分别有：低变升温开工线、低变气至加氢干气压缩机入口线、低变气至燃料气混合器管线、低变气至柴油加氢新氢机入口管线，这些管线都是为开工或特殊情况下使用的。6.5 PSA净化局部 PSA由十个吸附塔、程控阀、旋塞调节阀和一套液

41、压驱动系统构成。经过冷却分水后的低变气进入装有吸附剂的吸收塔A2001AJ、通过吸附除去氢气以外的其它杂质CH4、CO、CO2、H2O，使气体得以净化。吸附了杂质的吸附床再生进行均压、顺放、逆放、吹扫等过程，使吸附剂得以再生，再充压吸附。上述过程是在一套程序控制指挥下，自动地、周而复始地进行。净化后工业氢纯度99.99%，送至渣油加氢装置、系统氢气管网、实华溶剂油厂、航煤加氢装置等用氢地方。吸附剂再生时得到的尾气，经脱附气缓冲罐V2021作为转化炉作燃料气。6.6 锅炉给水及产汽局部(1)给水除氧局部自装置外总管来的无盐水直接经过无盐水泵的跨线或首先进入无盐水罐V2021，然后经无盐水泵P2004A、P2004B升压送至无盐水预热器E2004，与来自低变气第二分水罐的低变气换热，从换热器出来的无盐水与从外系统进来的凝结水6.8t/h混合一并进入除氧器V2021、V2021。除氧用的蒸汽一局部来自蒸汽扩容器V2021的二次蒸