1、30 萬噸 / 年加氫精制及制氫聯合裝置初步技術方案Zhejiang Meiyang International Petrochemical Pharmaceutical Engineering Design CO.,LTD.2008年 9月 21 日目錄第一節工程簡述及設計原則 2第二節裝置規模、原料及產品方案 3第三節工藝技術方案及流程簡述 5第四節裝置平面布置 15第五節公用工程消耗 16第六節投資估算 18第七節技術保證 19第一節 工程簡述及設計原則一、工程簡述xx 公司擬建設 30 萬噸/ 年汽柴油加氫精制裝置，原料組成為 15 萬噸/年催化柴油，1112萬噸/年焦化柴油，34萬噸

2、/年焦化汽油， 根據加氫精制裝置的生產規模及產品方案，需配套 5000m3n/h 制氫裝 置。（年操作時數為 8000 小時）。二、設計范圍及原則1 、30 萬噸 / 年汽柴油加氫精制裝置、 5000m3n/h 制氫裝置按聯合 裝置布置，制氫裝置只為汽柴油加氫精制裝置供氫。設計范圍為聯合 裝置邊界線以內，主要內容包括：加氫的反應、分餾部分，制氫的轉 化造氣、變換和 PSA 部分，以及聯合裝置的變配電室和中心控制室。 加氫精制裝置的含硫氣體送至催化的產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，石腦油作為輔助原料。2、加氫精制裝置的目的以脫硫、脫氮和烯烴飽和為主，不考慮加

3、氫改質。采用國內催化劑、設備和工藝技術。3、制氫裝置造氣單元采用催化干氣蒸汽轉化制氫專有技術； 凈化 單元采用國內變壓吸附（PSA技術。4、按年開工 8000 小時計算小時加工量。5、嚴格執行國家有關工程建設質量管理法規，確保裝置安全、穩 定、長周期運行，減少維護維修的工作量，從而提高整體的經濟效益。6、認真貫徹國家關于環境保護和勞動保護的法規和要求。認真貫 徹安全第一預防為主的指導思想。對生產中易燃易爆有毒有害物質設 置必要的防范措施。三廢排放要符合國家現行有關標準和法規。7、裝置工藝過程控制采用DCS以提高裝置的自動化水平8、為節約外匯，主要設備和材料均立足于國內供貨。第二節 裝置規模、原

4、料及產品方案一、加氫精制裝置1、生產規模及實際加工量生產規模為： 30 萬噸/ 年。其實際加工量應為： 30 萬噸/ 年。2、原料組成催化柴油 15 萬噸/ 年；焦化柴油1112萬噸/年；焦化汽油34萬噸/年。3、燃料以脫硫氣體為燃料，不考慮使用重質燃料油。4、產品方案以脫硫、脫氮和烯烴飽和為主， 不考慮加氫改質。 生產低硫、低氮、 安定性較好的汽、柴油調和組分。二、制氫裝置1 、生產規模及實際加工量 根據加氫精制裝置的生產規模及產品方案， 制氫裝置的實際產氫量 應為： 0.300.36萬噸 / 年。其生產規模應確定為： 5000m3n/h 工業氫。 （年操作時數為 8000 小時）。2、原料

5、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，石腦油作為輔助原料。原來的規格要求如下： 脫硫氣體：總硫含量 50ppm。石腦油：烯烴1%mol,芳烴含量13%,環烷烴36%,干點V180C,總硫含量 100ppm。3、燃料裝置正常生產時，燃料主要由PSA的解吸氣提供，不足部分由脫硫 氣體補充。4、產品方案裝置主要產品為工業氫，副產的變壓吸附（PSA解吸氣作為轉化 爐的燃料。工業氫規格：組成：V%組分H2> 99.99CH4< 5ppmCO< 10PPmCO2< 5PPmH2O< 10PPm第三節工藝技術方案及流程簡述一、加氫精制裝置（一

6、）工藝技術方案根據原料的組成，焦化汽油的量較少，不宜單獨進料，因此考慮采 用與柴油混合進料的加工方式，有利于降低裝置的投資。汽柴油加氫精制的工藝和工程技術非常成熟，其核心是加氫精制催 化劑。目前，北京石油化工科學研究院和撫順石油化工研究院分別開 發了各自的加氫精制技術和加氫精制催化劑RN-1或RN-10和FH-5A或FH-9 8,采用上述加氫精制技術可以提高原料儲存安定性及熱安定性， 同時可少量提高十六烷值（1-3個單位），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,jg/g122698135126脫氮

7、率,m%92.087.589.7*工藝條件：氫分壓 6.0MPa、體積空速2.0h-1、氫油體積比500 : 1、反應溫度：350° C推薦加氫精制催化劑為FH-98，以取得高收率。操作條件如下:反應器主要操作條件反應器加氫精制（保護劑段/精制段）反應器入口氫分壓力，MPa6.4體積空速，h-1反應器入口氣油體積比500平均反應溫度，°C345所采用技術方案的特點如下：1、采用國產催化劑：采用撫順石油化工科學研究院的FH-5A 或FH-98 或北京石油化工科學研究院 RN-10 或其他性能相當的國產催化 劑。催化劑再生按器內再生考慮。2、氫氣和原料油混合后與反應流出物換熱以

8、提高換熱器的傳熱效 率，然后經加熱爐升溫，以降低原料油在加熱爐爐管內的結焦程度。3、采用技術成熟的雙殼程換熱器，提高換熱器傳熱效率。4、裝置內原料油緩沖罐采用燃料氣保護，使原料油與空氣隔離， 控制原料油氧含量，減輕高溫部位結焦程度。5、采用熱壁型式和新型內部構件的反應器，使進入催化劑床層的 物流分配和催化劑床層的徑向溫度分布均勻。6、采用三相（油、氣、水）分離的立式高壓分離器。7、在反應流出物空冷器上游側設置軟化水注入點，以防止低溫部 位銨鹽析出。8、柴油汽提塔采用水蒸汽汽提，塔頂設注緩蝕劑設施，以減輕塔 頂流出物中硫化氫對汽提塔頂系統的腐蝕。9、為了充分利用熱量，減少高壓換熱器臺數，設計考慮

9、汽提塔進 料先與汽提塔底柴油換熱，然后再與反應流出物換熱至入塔溫度。10、新氫壓縮機和循環氫壓縮機均采用電動往復式， 各設一臺備機。11、催化劑預硫化采用氣相硫化方法。催化劑再生采用氮氣 - 空氣 循環再生方式，并設置相應設施。12、再生過程的注堿系統采用堿液循環流程， 降低堿耗，減少污染（ 二） 工藝流程簡述1、反應部分 自罐區來的四路原料油在原料油緩沖罐液面和流量控制下， 通過原 料油過濾器除去原料中大于 25 微米的顆粒后，進入原料油緩沖罐，原 料油緩沖罐用燃料氣氣封。自原料油緩沖罐來的原料油經加氫進料泵 增壓后，在流量控制下，經反應流出物 / 原料油換熱器換熱后，與混合 氫混合進入反應

10、流出物 / 反應進料換熱器， 然后經反應進料加熱爐加熱 至反應所需溫度，進入加氫精制反應器。該反應器設置兩個催化劑床 層，床層間設有注急冷氫設施。自加氫精制反應器出來的反應流出物經反應流出物 / 反應進料換熱 器、反應流出物 /低分油換熱器 、反應流出物 /原料油換熱器依次與反 應進料、低分油、原料油換熱，然后經反應流出物空冷器及水冷器冷 卻至45C,進入高壓分離器。為了防止反應流出物中的銨鹽在低溫部 位析出， 通過注水泵將脫氧水注到反應流出物空冷器上游側的管道中。冷卻后的反應流出物在高壓分離器中進行油、 氣、水三相分離。 高 分氣（ 循環氫 ） 經循環氫壓縮機入口分液罐分液后，進入循環氫壓縮

11、機 升壓，然后分兩路：一路作為急冷氫進反應器；一路與來自新氫壓縮 機的新氫混合，混合氫與原料油混合作為反應進料。含硫、含氨污水 自高壓分離器底部排出至酸性水汽提裝置處理。高分油相在液位控制 下經減壓調節閥進入低壓分離器，其閃蒸氣體排至工廠燃料氣管網。低分油經精制柴油 / 低分油換熱器和反應流出物 /低分油換熱器分 別與精制柴油、反應流出物換熱后進入柴油汽提塔 。入塔溫度用反應 流出物/ 低分油換熱器旁路調節控制。新氫經新氫壓縮機入口分液罐經分液后進入新氫壓縮機 ，經兩級 升壓后與循環氫混合。2、分餾部分從反應部分來的低分油經精制柴油 / 低分油換熱器 、反應流出物 / 低分油換熱器換熱至275

12、C左右進入柴油汽提塔。塔底用I.OMPa過熱 蒸汽汽提，塔頂油氣經汽提塔頂空冷器和汽提塔頂后冷器冷凝冷卻至 40C,進入汽提塔頂回流罐進行氣、油、水三相分離。閃蒸出的氣體 排至燃料氣管網。含硫含氨污水與高分污水一起送出裝置。油相經汽 提塔頂回流泵升壓后一部分作為塔頂回流，一部分作為粗汽油去穩定 塔。從汽提塔頂回流罐來的粗汽油經穩定汽油（精制石腦油） / 粗汽油 換熱后進入汽油穩定塔 。穩定塔底用精制柴油作穩定塔重沸器熱源， 穩定塔塔頂油氣經穩定塔頂水冷器冷凝冷卻至 40C，進入穩定塔頂回 流罐進行氣、油、水三相分離。閃蒸出的氣體排至燃料氣管網。含硫 含氨污水與高分污水一起送出裝置。油相經汽提塔

13、頂回流泵升壓后作 為塔頂回流。為了抑制硫化氫對塔頂管道和冷換設備的腐蝕， 在塔頂管道采用注 入緩蝕劑措施。緩蝕劑自緩蝕劑罐經緩蝕劑泵注入塔頂管道。塔底精制柴油經柴油泵增壓后與低分油換熱至80C左右,然后進入柴油空冷器冷卻至50C，經柴油脫水罐脫水后出裝置。3、催化劑預硫化流程為了使催化劑具有活性， 新鮮的或再生后的催化劑在使用前都必須 進行預硫化。本設計采用氣相硫化方法，硫化劑為二甲基二硫化物 （DMD）S。催化劑硫化前先用硫化劑泵把 DMD抽入硫化劑罐中。硫化時，系 統內氫氣經循環氫壓縮機按正常操作路線進行循環。DMDSI硫化劑罐來，經計量后與來自反應流出物 / 反應進料換熱器的氫氣混合后，

14、進入 反應進料加熱爐 ，按催化劑預硫化升溫曲線的要求升溫，通過反應器 中催化劑床層進行預硫化。自反應器來的流出物經換熱器和空冷器冷卻后進入高壓分離器進 行分離。氣體自高壓分離器頂部排出，大部分進入循環機進行循環， 小部分排至裝置外。催化劑預硫化過程中產生的水從高壓分離器底部 間斷排出。4、催化劑再生流程催化劑在運轉過程中將逐漸失去活性， 為了使失活的催化劑恢復活 性，本裝置設置了催化劑器內再生設施，催化劑再生采用氮氣空氣 循環再生方法。催化劑再生時， 反應系統充入氮氣， 由循環機進行循環， 催化劑再 生燒焦過程中所需的非凈化壓縮空氣由新氫壓縮機供給。催化劑再生流程中采用了注氨、 注堿措施。 液

15、氨由液氨罐經液氨泵 升壓后注入到反應器出口管道中。新鮮堿液由槽車經注堿泵升壓后注 入到混合器上游側。堿液與再生氣經混合器充分混合后進入高壓分離器。 高壓分離器氣 體一部分排入大氣，大部分在反應系統內部進行循環。高壓分離器底 部堿液一部分作為廢堿液經減壓后送出裝置。另一部分堿液經堿液循 環泵與堿液泵出口新鮮堿液混合進行堿液循環。附圖 1 加氫裝置反應部分工藝流程圖。附圖 2 加氫裝置分餾部分工藝流程圖。、制氫裝置（一）工藝技術方案以輕烴為原料制取工業氫，國內外均認為蒸汽轉化法為最佳方案。 經過多年的生產實踐，目前已積累了許多成功的工程設計與操作經驗。 該裝置亦采用蒸汽轉化法制氫。輕烴蒸汽轉化制氫

16、裝置所配套的凈化工藝主要可分為兩種，即化學 凈化法（常規凈化法）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，為保證氫氣產品的純度，該裝 置須采用變壓吸附凈化法（PSA凈化法）。典型的催化干氣組成如下：序號組成催化干氣摩爾分率（干基）1H226.75352C127.45493C210.42084C30.70145IC41.30265NC40.10027IC50.30068C2H413.22659C3H61.803610CO22.705411N214.228512O21.0020主要工藝過程操作條件1、加氫反應器管程殼程介質原料氣熱載體入口溫度c250 250出

17、口溫度c380 350入口壓力 MPa(abs)3.20 0.6出口壓力 MPa(abs)3.18 0.65加氫催化劑裝量 m3 42、脫硫反應器入口溫度c370出口溫度c360入口壓力 MPa(abs)3.17出口壓力 MPa(abs)3.15脫硫劑裝量 m35.03、轉化爐輻射段入口溫度c500出口溫度c820入口壓力 MPa(abs)3.0出口壓力 MPa(abs)2.75碳空速 h-1862水碳比 mol/mol3.5催化劑裝量 m32.44、中溫變換反應器入口溫度c 出口溫度c入口壓力 MPa(abs) 出口壓力 MPa(abs) 空速(干) h -1 催化劑裝量 m5、PSA單元操

18、作條件 入口溫度 c 入口壓力 MPa(G) 產氫壓力 MPa(G)3604152.722.7024003.1402.52.4主要工藝技術特點1、采用催化干氣作為裝置原料，和輕石腦油作為制氫裝置的原料 相比，提高了原料產氫率，降低了原料和燃料消耗。2、優化裝置設計，合理選擇工藝參數，采用較高的轉化出口溫度(820C)，增加轉化深度，提高單位原料的產氫率，從而降低原料和 燃料消耗；選用較低的水碳比 (3.5 ) ，進一步降低轉化爐的燃料消耗。3、原料精制部分烯烴飽和反應放出的熱量采用熱載體取熱方案，既省掉一臺固定床反應器，又能控制加氫反應器出口溫度在350380C，保證了 ZnO脫硫溫度要求。4

19、、在原料氣的預熱方面，采用開工加熱爐和原料預熱爐二合一的 方案。不僅增加了原料預熱溫度調節的靈活性，又增加了中壓蒸汽的 產量。5、為了提高裝置的可靠性，確保裝置長周期安全運行，轉化催化 劑選用齊魯化工研究院研制生產的蒸汽轉化催化劑 Z402/Z4056、一氧化碳變換部分僅采用中溫變換流程， 不采用低溫變換流程， 以降低裝置投資，簡化制氫流程，縮短開工時間。7、采用三合一的產汽流程（即煙道氣、轉化氣、中變氣的產汽系 統共用一臺汽包），簡化了余熱回收流程，降低了裝置投資。8、優化換熱流程，合理利用余熱能位，提高有效能效率。 利用轉化爐煙道氣高溫位余熱預熱原料氣，利用煙道氣和轉化氣的高溫位余熱發生3

20、.5MPa中壓蒸汽。所產蒸汽一部分作為工藝用汽， 多余部分減溫減壓外輸至低壓蒸汽管網。 利用中變氣高溫位余熱預熱鍋爐給水，以增加中壓蒸汽產量。 利用煙道氣低溫位余熱預熱燃燒空氣，以降低轉化爐的燃料用 量。 在維持合理傳熱溫差的前提下，降低排煙溫度，提高轉化爐、 原料預熱爐的熱效率，以降低燃料消耗。9、回收工藝冷凝水，減少裝置脫鹽水用量。在變換氣冷卻過程中 將產生大量的冷凝水，這部分冷凝水如直接排放，將會污染環境或增 加污水處理場負擔。本設計將工藝冷凝液經汽提塔汽提后直接進入除 氧器，除氧后作為鍋爐給水。這樣既保護了環境，又減少了脫鹽水用 量。10、采用U型管雙殼程換熱器，加深換熱深度，提高熱效

21、率。11、 采用PSA凈化工藝，簡化了制氫流程，提高了氫氣質量，降低 了裝置能耗。（ 二） 工藝流程簡述1、進料系統原料氣由裝置外進入原料氣緩沖罐， 然后經壓縮機壓縮后進入原料 氣脫硫部分。2、烯烴飽和及脫硫部分進入烯烴飽和及脫硫部分的原料氣經原料氣加熱爐預熱至250 C左右，進入列管式加氫反應器中發生烯烴飽和及有機硫轉化反應。烯 烴飽和反應是強放熱反應，反應放出的熱量通過殼程的熱載體取熱， 并控制出口溫度為350380C。經過烯烴飽和以及有機硫轉化為無機 硫后進入氧化鋅脫硫反應器脫除硫化氫。精制后的氣體硫含量小于 o.2PPm烯烴含量小于1%然后進入轉化部分。3、轉化部分精制后的原料氣按水碳

22、比3.5與3.5MPa水蒸汽混合，再經轉化爐 對流段予熱至500 C，進入轉化爐輻射段。在催化劑的作用下，發生復雜的水蒸汽轉化反應。 整個反應過程是吸熱的， 所需熱量由 分布在轉化爐頂部的氣體燃料燒嘴提供，出轉化爐820 C高溫轉化氣經 轉化氣蒸汽發生器換熱后，溫度降至 360C，進入中溫變換部分。4、變換部分來自轉化氣蒸汽發生器約360C的轉化氣進入中溫變換反應器，在 催化劑的作用下發生變換反應，將變換氣中CO含量降至3%左右。中變氣經鍋爐給水第二換熱器、鍋爐給水第一換熱器、脫鹽水預熱器進 行熱交換回收大部分余熱后，再經中變氣水冷卻器冷卻至40C，并經分水后進入PSA單元。5、PSA單元來自

23、造氣單元壓力約2.5MPa(G)、溫度40C中變氣進入界區后， 自塔底進入吸附塔中正處于吸附工況的塔(始終同時有兩臺)，在其 中多種吸附劑的依次選擇吸附下， 一次性除去氫以外的幾乎所有雜質， 獲得純度大于 99.99 的產品氫氣，經壓力調節系統穩壓后送出裝置。當吸附劑吸附飽和后 ,通過程控閥門切換至其它塔吸附 , 吸附飽和 的塔則轉入再生過程。在再生過程中，吸附塔首先經過連續四次均壓 降壓過程盡量回收塔內死空間氫氣，然后通過順放步序將剩余的大部 分氫氣放入順放氣罐 （用作以后沖洗步序的沖洗氣源 ） ，再通過逆放和 沖洗兩個步序使被吸附雜質解吸出來。 逆放解吸氣進入解吸氣緩沖罐， 沖洗解吸氣進入

24、解吸氣緩沖罐，然后經調節閥調節混合后穩定地送往 造氣單元的轉化爐作為燃料氣。6、熱回收及產汽系統 來自裝置外的脫鹽水經脫鹽水預熱器預熱后與來自酸性水氣提塔 的凈化水混合后進入除氧器。除氧水經中壓鍋爐給水泵升壓后，再經 鍋爐給水第一預熱器和鍋爐給水第二預熱器預熱后進入中壓汽包。鍋爐水通過自然循環的方式分別經過轉化爐對流段的產汽段、 水保 護段及轉化氣蒸汽發生器產生中壓蒸汽。所產生的中壓蒸汽在轉化爐 對流段蒸汽過熱段過熱至430 C離開汽包。一部分蒸汽作為工藝蒸汽使 用；另一部分減溫減壓至I.OMPa進入全廠低壓蒸汽管網。第四節 裝置平面布置一、遵守的主要標準、規范石油化工企業設計防火規范 GB5

25、0160-92（1999 年版）爆炸和火災危險環境電力裝置設計規范 GB50058-92 石油化工企業建筑設計規范 SHJ17-90石油化工企業工藝裝置設備平面布置設計通則 SHJ11-89二、平面布置根據金澳科技（湖北）化工有限公司公司30萬噸/年加氫精制及制 氫聯合裝置的規劃，30萬噸/年汽柴油加氫精制裝置、5000m3n/h制氫 裝置按聯合裝置布置，可布置在汽柴油加氫精制及制氫裝置的預留地 內。三、裝置占地：見附圖5總平面布置圖，占地約1.62公頃（含裝 置周邊道路面積的一半）。第五節公用工程消耗一、加氫精制裝置公用工程消耗序號項目單位數量備注1循環水t/h145.30連續2生活水t/h2間斷3電Kwh/h963.40連續4I.OMPa蒸汽t/h0.44間斷5燃料氣M3n/h327連續6凈化壓縮空氣M3n/h240.00連續7非凈化壓縮空氣m3 n/h900