加氫精制及制氫聯(lián)合裝置技術(shù)方案復(fù)習(xí)進(jìn)程

1、30 萬噸 / 年加氫精制及制氫聯(lián)合裝置初步技術(shù)方案Zhejiang Meiyang International Petrochemical Pharmaceutical Engineering Design CO.,LTD.2008年 9月 21 日目錄第一節(jié)工程簡述及設(shè)計原則 2第二節(jié)裝置規(guī)模、原料及產(chǎn)品方案 3第三節(jié)工藝技術(shù)方案及流程簡述 5第四節(jié)裝置平面布置 15第五節(jié)公用工程消耗 16第六節(jié)投資估算 18第七節(jié)技術(shù)保證 19第一節(jié) 工程簡述及設(shè)計原則一、工程簡述xx 公司擬建設(shè) 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(jù)加氫精制裝置的生產(chǎn)規(guī)模及產(chǎn)品方案，需配套 5000m3n/h 制氫裝 置。（年操作時數(shù)為 8000 小時）。二、設(shè)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(lián)合 裝置布置，制氫裝置只為汽柴油加氫精制裝置供氫。設(shè)計范圍為聯(lián)合 裝置邊界線以內(nèi)，主要內(nèi)容包括：加氫的反應(yīng)、分餾部分，制氫的轉(zhuǎn) 化造氣、變換和 PSA 部分，以及聯(lián)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(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(zhì)。采用國內(nèi)催化劑、設(shè)備和工藝技術(shù)。3、制氫裝置造氣單元采用催化干氣蒸汽轉(zhuǎn)化制氫專有技術(shù)； 凈化 單元采用國內(nèi)變壓吸附（PSA技術(shù)。4、按年開工 8000 小時計算小時加工量。5、嚴(yán)格執(zhí)行國家有關(guān)工程建設(shè)質(zhì)量管理法規(guī)，確保裝置安全、穩(wěn) 定、長周期運行，減少維護(hù)維修的工作量，從而提高整體的經(jīng)濟(jì)效益。6、認(rèn)真貫徹國家關(guān)于環(huán)境保護(hù)和勞動保護(hù)的法規(guī)和要求。認(rèn)真貫 徹安全第一預(yù)防為主的指導(dǎo)思想。對生產(chǎn)中易燃易爆有毒有害物質(zhì)設(shè) 置必要的防范措施。三廢排放要符合國家現(xiàn)行有關(guān)標(biāo)準(zhǔn)和法規(guī)。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(jié)約外匯，主要設(shè)備和材料均立足于國內(nèi)供貨。第二節(jié) 裝置規(guī)模、原

4、料及產(chǎn)品方案一、加氫精制裝置1、生產(chǎn)規(guī)模及實際加工量生產(chǎn)規(guī)模為： 30 萬噸/ 年。其實際加工量應(yīng)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(zhì)燃料油。4、產(chǎn)品方案以脫硫、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)模及實際加工量 根據(jù)加氫精制裝置的生產(chǎn)規(guī)模及產(chǎn)品方案， 制氫裝置的實際產(chǎn)氫量 應(yīng)為： 0.300.36萬噸 / 年。其生產(chǎn)規(guī)模應(yīng)確定為： 5000m3n/h 工業(yè)氫。 （年操作時數(shù)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(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V180C,總硫含量 100ppm。3、燃料裝置正常生產(chǎn)時，燃料主要由PSA的解吸氣提供，不足部分由脫硫 氣體補(bǔ)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 爐的燃料。工業(yè)氫規(guī)格：組成：V%組分H2> 99.99CH4< 5ppmCO< 10PPmCO2< 5PPmH2O< 10PPm第三節(jié)工藝技術(shù)方案及流程簡述一、加氫精制裝置（一

6、）工藝技術(shù)方案根據(jù)原料的組成，焦化汽油的量較少，不宜單獨進(jìn)料，因此考慮采 用與柴油混合進(jìn)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(shù)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(xué)研究院和撫順石油化工研究院分別開 發(fā)了各自的加氫精制技術(shù)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(shù)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(yīng)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(yīng)器主要操作條件反應(yīng)器加氫精制（保護(hù)劑段/精制段）反應(yīng)器入口氫分壓力，MPa6.4體積空速，h-1反應(yīng)器入口氣油體積比500平均反應(yīng)溫度，°C345所采用技術(shù)方案的特點如下：1、采用國產(chǎn)催化劑：采用撫順石油化工科學(xué)研究院的FH-5A 或FH-98 或北京石油化工科學(xué)研究院 RN-10 或其他性能相當(dāng)?shù)膰a(chǎn)催化 劑。催化劑再生按器內(nèi)再生考慮。2、氫氣和原料油混合后與反應(yīng)流出物換熱以

8、提高換熱器的傳熱效 率，然后經(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。3、采用技術(shù)成熟的雙殼程換熱器，提高換熱器傳熱效率。4、裝置內(nèi)原料油緩沖罐采用燃料氣保護(hù)，使原料油與空氣隔離， 控制原料油氧含量，減輕高溫部位結(jié)焦程度。5、采用熱壁型式和新型內(nèi)部構(gòu)件的反應(yīng)器，使進(jìn)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(yīng)流出物空冷器上游側(cè)設(shè)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(shè)注緩蝕劑設(shè)施，以減輕塔 頂流出物中硫化氫對汽提塔頂系統(tǒng)的腐蝕。9、為了充分利用熱量，減少高壓換熱器臺數(shù)，設(shè)計考慮

9、汽提塔進(jìn) 料先與汽提塔底柴油換熱，然后再與反應(yīng)流出物換熱至入塔溫度。10、新氫壓縮機(jī)和循環(huán)氫壓縮機(jī)均采用電動往復(fù)式， 各設(shè)一臺備機(jī)。11、催化劑預(yù)硫化采用氣相硫化方法。催化劑再生采用氮氣 - 空氣 循環(huán)再生方式，并設(shè)置相應(yīng)設(shè)施。12、再生過程的注堿系統(tǒng)采用堿液循環(huán)流程， 降低堿耗，減少污染（ 二） 工藝流程簡述1、反應(yīng)部分 自罐區(qū)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(jìn)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(jīng)加氫進(jìn)料泵 增壓后，在流量控制下，經(jīng)反應(yīng)流出物 / 原料油換熱器換熱后，與混合 氫混合進(jìn)入反應(yīng)

10、流出物 / 反應(yīng)進(jìn)料換熱器， 然后經(jīng)反應(yīng)進(jìn)料加熱爐加熱 至反應(yīng)所需溫度，進(jìn)入加氫精制反應(yīng)器。該反應(yīng)器設(shè)置兩個催化劑床 層，床層間設(shè)有注急冷氫設(shè)施。自加氫精制反應(yīng)器出來的反應(yīng)流出物經(jīng)反應(yīng)流出物 / 反應(yīng)進(jìn)料換熱 器、反應(yīng)流出物 /低分油換熱器 、反應(yīng)流出物 /原料油換熱器依次與反 應(yīng)進(jìn)料、低分油、原料油換熱，然后經(jīng)反應(yīng)流出物空冷器及水冷器冷 卻至45C,進(jìn)入高壓分離器。為了防止反應(yīng)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(yīng)流出物空冷器上游側(cè)的管道中。冷卻后的反應(yīng)流出物在高壓分離器中進(jìn)行油、 氣、水三相分離。 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

11、機(jī) 升壓，然后分兩路：一路作為急冷氫進(jìn)反應(yīng)器；一路與來自新氫壓縮 機(jī)的新氫混合，混合氫與原料油混合作為反應(yīng)進(jìn)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(jīng)減壓調(diào)節(jié)閥進(jìn)入低壓分離器，其閃蒸氣體排至工廠燃料氣管網(wǎng)。低分油經(jīng)精制柴油 / 低分油換熱器和反應(yīng)流出物 /低分油換熱器分 別與精制柴油、反應(yīng)流出物換熱后進(jìn)入柴油汽提塔 。入塔溫度用反應(yīng) 流出物/ 低分油換熱器旁路調(diào)節(jié)控制。新氫經(jīng)新氫壓縮機(jī)入口分液罐經(jīng)分液后進(jìn)入新氫壓縮機(jī) ，經(jīng)兩級 升壓后與循環(huán)氫混合。2、分餾部分從反應(yīng)部分來的低分油經(jīng)精制柴油 / 低分油換熱器 、反應(yīng)流出物 / 低分油換熱器換熱至275

12、C左右進(jìn)入柴油汽提塔。塔底用I.OMPa過熱 蒸汽汽提，塔頂油氣經(jīng)汽提塔頂空冷器和汽提塔頂后冷器冷凝冷卻至 40C,進(jìn)入汽提塔頂回流罐進(jìn)行氣、油、水三相分離。閃蒸出的氣體 排至燃料氣管網(wǎng)。含硫含氨污水與高分污水一起送出裝置。油相經(jīng)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(wěn)定 塔。從汽提塔頂回流罐來的粗汽油經(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)行氣、油、水三相分離。閃蒸出的氣體排至燃料氣管網(wǎng)。含硫 含氨污水與高分污水一起送出裝置。油相經(jīng)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(shè)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(jīng)緩蝕劑泵注入塔頂管道。塔底精制柴油經(jīng)柴油泵增壓后與低分油換熱至80C左右,然后進(jìn)入柴油空冷器冷卻至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， 新鮮的或再生后的催化劑在使用前都必須 進(jìn)行預(yù)硫化。本設(shè)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(tǒng)內(nèi)氫氣經(jīng)循環(huán)氫壓縮機(jī)按正常操作路線進(jìn)行循環(huán)。DMDSI硫化劑罐來，經(jīng)計量后與來自反應(yīng)流出物 / 反應(yīng)進(jìn)料換熱器的氫氣混合后，

14、進(jìn)入 反應(yīng)進(jìn)料加熱爐 ，按催化劑預(yù)硫化升溫曲線的要求升溫，通過反應(yīng)器 中催化劑床層進(jìn)行預(yù)硫化。自反應(yīng)器來的流出物經(jīng)換熱器和空冷器冷卻后進(jìn)入高壓分離器進(jìn) 行分離。氣體自高壓分離器頂部排出，大部分進(jìn)入循環(huán)機(jī)進(jìn)行循環(huán)， 小部分排至裝置外。催化劑預(yù)硫化過程中產(chǎn)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(zhuǎn)過程中將逐漸失去活性， 為了使失活的催化劑恢復(fù)活 性，本裝置設(shè)置了催化劑器內(nèi)再生設(shè)施，催化劑再生采用氮氣空氣 循環(huán)再生方法。催化劑再生時， 反應(yīng)系統(tǒng)充入氮氣， 由循環(huán)機(jī)進(jìn)行循環(huán)， 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(jī)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(jīng)液氨泵 升壓后注入到反應(yīng)器出口管道中。新鮮堿液由槽車經(jīng)注堿泵升壓后注 入到混合器上游側(cè)。堿液與再生氣經(jīng)混合器充分混合后進(jìn)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(yīng)系統(tǒng)內(nèi)部進(jìn)行循環(huán)。高壓分離器底 部堿液一部分作為廢堿液經(jīng)減壓后送出裝置。另一部分堿液經(jīng)堿液循 環(huán)泵與堿液泵出口新鮮堿液混合進(jìn)行堿液循環(huán)。附圖 1 加氫裝置反應(yīng)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(shù)方案以輕烴為原料制取工業(yè)氫，國內(nèi)外均認(rèn)為蒸汽轉(zhuǎn)化法為最佳方案。 經(jīng)過多年的生產(chǎn)實踐，目前已積累了許多成功的工程設(shè)計與操作經(jīng)驗。 該裝置亦采用蒸汽轉(zhuǎn)化法制氫。輕烴蒸汽轉(zhuǎn)化制氫

16、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(yīng)器管程殼程介質(zhì)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(yīng)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(zhuǎn)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(yīng)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(chǎn)氫壓力 MPa(G)3604152.722.7024003.1402.52.4主要工藝技術(shù)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(chǎn)氫率，降低了原料和燃料消耗。2、優(yōu)化裝置設(shè)計，合理選擇工藝參數(shù)，采用較高的轉(zhuǎn)化出口溫度(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 (3.5 ) ，進(jìn)一步降低轉(zhuǎn)化爐的燃料消耗。3、原料精制部分烯烴飽和反應(yīng)放出的熱量采用熱載體取熱方案，既省掉一臺固定床反應(yīng)器，又能控制加氫反應(yīng)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(yù)熱方面，采用開工加熱爐和原料預(yù)熱爐二合一的 方案。不僅增加了原料預(yù)熱溫度調(diào)節(jié)的靈活性，又增加了中壓蒸汽的 產(chǎn)量。5、為了提高裝置的可靠性，確保裝置長周期安全運行，轉(zhuǎn)化催化 劑選用齊魯化工研究院研制生產(chǎn)的蒸汽轉(zhuǎn)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(chǎn)汽流程（即煙道氣、轉(zhuǎn)化氣、中變氣的產(chǎn)汽系 統(tǒng)共用一臺汽包），簡化了余熱回收流程，降低了裝置投資。8、優(yōu)化換熱流程，合理利用余熱能位，提高有效能效率。 利用轉(zhuǎn)化爐煙道氣高溫位余熱預(yù)熱原料氣，利用煙道氣和轉(zhuǎn)化氣的高溫位余熱發(fā)生3

20、.5MPa中壓蒸汽。所產(chǎn)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(wǎng)。 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。 利用煙道氣低溫位余熱預(yù)熱燃燒空氣，以降低轉(zhuǎn)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(zhuǎn)化爐、 原料預(yù)熱爐的熱效率，以降低燃料消耗。9、回收工藝?yán)淠?，減少裝置脫鹽水用量。在變換氣冷卻過程中 將產(chǎn)生大量的冷凝水，這部分冷凝水如直接排放，將會污染環(huán)境或增 加污水處理場負(fù)擔(dān)。本設(shè)計將工藝?yán)淠航?jīng)汽提塔汽提后直接進(jìn)入除 氧器，除氧后作為鍋爐給水。這樣既保護(hù)了環(huán)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(zhì)量，降低 了裝置能耗。（ 二） 工藝流程簡述1、進(jìn)料系統(tǒng)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 氣脫硫部分。2、烯烴飽和及脫硫部分進(jìn)入烯烴飽和及脫硫部分的原料氣經(jīng)原料氣加熱爐預(yù)熱至250 C左右，進(jìn)入列管式加氫反應(yīng)器中發(fā)生烯烴飽和及有機(jī)硫轉(zhuǎn)化反應(yīng)。烯 烴飽和反應(yīng)是強(qiáng)放熱反應(yīng)，反應(yīng)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(jīng)過烯烴飽和以及有機(jī)硫轉(zhuǎn)化為無機(jī) 硫后進(jìn)入氧化鋅脫硫反應(yīng)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(jìn)入轉(zhuǎn)化部分。3、轉(zhuǎn)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(jīng)轉(zhuǎn)化爐 對流段予熱至500 C，進(jìn)入轉(zhuǎn)化爐輻射段。在催化劑的作用下，發(fā)生復(fù)雜的水蒸汽轉(zhuǎn)化反應(yīng)。 整個反應(yīng)過程是吸熱的， 所需熱量由 分布在轉(zhuǎn)化爐頂部的氣體燃料燒嘴提供，出轉(zhuǎn)化爐820 C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)入中溫變換部分。4、變換部分來自轉(zhuǎn)化氣蒸汽發(fā)生器約360C的轉(zhuǎn)化氣進(jìn)入中溫變換反應(yīng)器，在 催化劑的作用下發(fā)生變換反應(yīng)，將變換氣中CO含量降至3%左右。中變氣經(jīng)鍋爐給水第二換熱器、鍋爐給水第一換熱器、脫鹽水預(yù)熱器進(jìn) 行熱交換回收大部分余熱后，再經(jīng)中變氣水冷卻器冷卻至40C，并經(jīng)分水后進(jìn)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(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(zhì)， 獲得純度大于 99.99 的產(chǎn)品氫氣，經(jīng)壓力調(diào)節(jié)系統(tǒng)穩(wěn)壓后送出裝置。當(dāng)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(zhuǎn)入再生過程。在再生過程中，吸附塔首先經(jīng)過連續(xù)四次均壓 降壓過程盡量回收塔內(nèi)死空間氫氣，然后通過順放步序?qū)⑹Ｓ嗟拇蟛?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(zhì)解吸出來。 逆放解吸氣進(jìn)入解吸氣緩沖罐， 沖洗解吸氣進(jìn)入

24、解吸氣緩沖罐，然后經(jīng)調(diào)節(jié)閥調(diào)節(jié)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) 來自裝置外的脫鹽水經(jīng)脫鹽水預(yù)熱器預(yù)熱后與來自酸性水氣提塔 的凈化水混合后進(jìn)入除氧器。除氧水經(jīng)中壓鍋爐給水泵升壓后，再經(jīng) 鍋爐給水第一預(yù)熱器和鍋爐給水第二預(yù)熱器預(yù)熱后進(jìn)入中壓汽包。鍋爐水通過自然循環(huán)的方式分別經(jīng)過轉(zhuǎn)化爐對流段的產(chǎn)汽段、 水保 護(hù)段及轉(zhuǎn)化氣蒸汽發(fā)生器產(chǎn)生中壓蒸汽。所產(chǎn)生的中壓蒸汽在轉(zhuǎn)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(jìn)入全廠低壓蒸汽管網(wǎng)。第四節(jié) 裝置平面布置一、遵守的主要標(biāo)準(zhǔn)、規(guī)范石油化工企業(yè)設(shè)計防火規(guī)范 GB5

25、0160-92（1999 年版）爆炸和火災(zāi)危險環(huán)境電力裝置設(shè)計規(guī)范 GB50058-92 石油化工企業(yè)建筑設(shè)計規(guī)范 SHJ17-90石油化工企業(yè)工藝裝置設(shè)備平面布置設(shè)計通則 SHJ11-89二、平面布置根據(jù)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(lián)合裝置的規(guī)劃，30萬噸/年汽柴油加氫精制裝置、5000m3n/h制氫 裝置按聯(lián)合裝置布置，可布置在汽柴油加氫精制及制氫裝置的預(yù)留地 內(nèi)。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(jié)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(shù)量備注1循環(huán)水t/h145.30連續(xù)2生活水t/h2間斷3電Kwh/h963.40連續(xù)4I.OMPa蒸汽t/h0.44間斷5燃料氣M3n/h327連續(xù)6凈化壓縮空氣M3n/h240.00連續(xù)7非凈化壓縮空氣m3 n/h900