某廠制氫裝置操作規(guī)程

1、第一章 制氫裝置概況 1 第一章 制氫裝置概況1 裝置設計、建造、首次開工概況1.1裝置設計概況1.1.1設計依據(jù)（1） 中石化（1997）建設字407號，關于茂名石化公司5萬標方米/ 時制氫裝置初步設計的批復。（2） 中石化(1997)建設字348號，關于茂名石化公司加工進口含硫原油改擴建工程總體設計批復。（3） 6×104m3/h 制氫裝置(施工圖設計)工程設計合同,合同號(1997): 茂洛經(jīng)設字第10號。1.1.2設計原則（1） 制氫裝置的生產(chǎn)能力為6×104m3/h工業(yè)氫，為降低建設投資，節(jié)省占地面積，采用單系列工藝方案。采用洛陽石化工程公司低能耗的輕烴水蒸汽轉化

2、技術以提高裝置運轉的可靠性，降低氫氣生產(chǎn)成本及能耗。（2） 采用華西化工研究所的變壓吸附(PSA)技術，以提高凈化部分的運轉可靠性，降低生產(chǎn)成本。（3） 嚴格遵守有關環(huán)保 安全及職業(yè)衛(wèi)生法規(guī)，力爭做到經(jīng)濟與社會效益的統(tǒng)一。（4） 根據(jù)初步設計審查會的要求，中變反應后增設低溫變換系統(tǒng)。（5） 根據(jù)廠方要求，增加0.45MPa低壓蒸汽發(fā)生系統(tǒng)。1.1.3裝置概況1.1.3.1概述 制氫裝置是茂名石化公司加工進口含硫原油改擴建工程的一部分。制氫裝置與渣油加氫脫硫裝置組成聯(lián)合裝置；與第四套常減壓蒸餾裝置、第三套重油催化裂化裝置和柴油加氫精制裝置共用一個中心控制室，與渣油加氫脫硫和柴油加氫精制共用一個變

3、配電間，分析化驗由第三分析站完成，鍋爐水質(zhì)分析項目由動力廠完成。1.1.3.2裝置組成 原料脫硫轉化變換PSA凈化工業(yè)氫1.1.3.3生產(chǎn)規(guī)模 制氫裝置設計生產(chǎn)能力為6×104m3/h工業(yè)氫，實際產(chǎn)氫要求: 6×104m3/h。年開工時數(shù)為8000小時。1.2裝置建造概況裝置占地面積10500平方米，總投資為2.8億元。裝置于1997年7月15日破土動工，1999年9月30日工程實現(xiàn)高標準中交。1.3裝置首次開工概況裝置于1999年6月1日開始裝置管線水沖洗。8月8日17：18時，轉化爐開始氮氣循環(huán)烘爐點火升溫，經(jīng)過11天的時間，先后完成了原料預熱爐、轉化爐烘爐及水汽系統(tǒng)煮

4、爐、熱氮試運等過程，至19日，順利完成烘爐煮爐程序，然后，中壓汽包按煮爐曲線進行要求由3.0MPa開始降壓，8月20日2：00時當汽包壓力降至1.1MPa時，發(fā)現(xiàn)蒸汽過熱段有大量蒸汽泄漏并伴有堿液外流。經(jīng)熄火降溫后檢查，發(fā)現(xiàn)如下現(xiàn)象：（1） 彎頭箱內(nèi)大部分彎頭和連接短管嚴重斷裂，裂縫達100多處，均為穿透性裂縫。斷口多數(shù)為橫向斷口，外徑無變化。（2） 裂縫多在焊縫附近，而彎頭多在背彎位置。（3） 彎頭箱內(nèi)大部分直管和彎頭表面粘滿濃縮的煮爐堿液。（4） 中壓汽包內(nèi)旋風分離器的氣罩有6個偏離，其中1個與主體已分離。（5） 爐內(nèi)翅片管未發(fā)現(xiàn)斷裂現(xiàn)象。8月27日裝置撇開蒸汽過熱段，開始熱氮試運，9月5

5、日轉化爐達到配汽條件，配入外來蒸汽，9月9日轉化爐熄火，裝置熱氮運結束。9月18日裝置開始裝填催化劑，9月28日裝填結束。10月8日低變催化劑開始還原，10月11日還原結束。10月12日進行加氫催化劑的預硫化。10月15日制氫裝置建立脫硫、轉化、中變大循環(huán)，進行首次開汽。10月19日9：00時轉化爐達到配氫配汽條件，在進行配氫配汽檢查時，發(fā)現(xiàn)轉化爐下集合管外接管泄漏，裝置被迫停爐檢查。在324根外接管中，先后查出89根帶穿透和未穿透裂紋的接管。11月17日8：00時制氫裝置建立脫硫轉化大循環(huán)，轉化爐、加熱爐重新升溫，裝置重新開工，11月19日11：00時進行配氫配汽，11月20日0：05時檢查

6、發(fā)現(xiàn)轉化爐下支尾管與加強接頭之間連接處漏氫并著火，裝置再次停爐檢查。接頭上側有3根開裂（1根裂于母材已穿透，2根裂于焊縫）；接頭下側有9根全部沿焊縫開裂；3根有25的氣孔。12月14日裝置重新開汽，于12月15日進行配氫配汽，于12月16日20：30時生產(chǎn)出合格的氫氣。2 裝置改造內(nèi)容2.1裝置2001年大修改造內(nèi)容2.1.1 技措項目(1) 將高壓氮引至凈化風入口分液罐入口(2) V2023壓控閥前增設消音器,引至界區(qū)平臺(3) 中低變反應器充氮閥移至地面(4) R2002A、B入口增設高壓N2線(5) E2001管程出口增設大閥及盲板。(6) 增設一臺大流量的輕石油泵(7) 更換HS760

7、1、HS7602兩個快速排水閥(8) 并網(wǎng)氫氣增設流量孔板并引入DCS(9) 壓縮機入口系統(tǒng)氫氣流量引入DCS(10) V2007出口聯(lián)鎖閥KV7302增加手動開關(11) 第一、五分水罐更換液控閥(12) P2003A/B大回流增加調(diào)節(jié)閥。(13) 利用柴油加氫新氫機，提高轉化系統(tǒng)循環(huán)量(14) R2001增加并聯(lián)安全閥(15) 壓縮機房增加加油機固定電源(16) FI7401擴大量程(17) FI7403擴大量程(18) FI7404擴大量程2.1.2 基建填平補齊及設計回訪項目(1) 除氧器V2021出口管道200-DOW2012.2B(H40)增加一切斷閥，將P2006回流線改至V20

8、17。(2) P2001出口管線更改為DN80管線。(3) SC2001采樣線15-FG2013修改。(4) 低壓汽包（V2023）上的安全閥SV2010A/B出口管原固定支架更改。(5) 開工加熱器（E2011）管程材質(zhì)修改，E2011的管程，材質(zhì)改為15CrMo（R）。(6) 轉化爐（F2002）下集合管及其冷卻系統(tǒng)更換。(7) 在低壓蒸汽發(fā)生器E2010低變氣出入口管道增加一條跨線。(8) 原料氣壓縮機（C2001）入口分液罐增設液位自動控制回路，并增設高低液位報警。(9) 更換PSA系統(tǒng)的全部旋塞閥。(10) 低變升溫熱流線增設溫控閥。(11) C2001A、B“一回一”、“二回二”增

9、設自動控制回路。2.1.3 大修零星工程項目（1） 更新加藥泵P2005（2） 轉化爐入口充N2線移至KV7204閥后。（3） 管P2020：中變氣自E2002至R2003下部管線材質(zhì)升級。（4） 管P2020/1：低變氣自R2004下部至E2010管線材質(zhì)升級。（5） 管P2021/1：低變氣自管P2020至管P2020/1材質(zhì)升級。（6） 雙聯(lián)冷卻器SC2005采樣槽排水引至地面。（7） 變換區(qū)1.0MPa蒸汽管線末端增設導淋。（8） E2005出口增加切斷閥。（9） 壓縮機聯(lián)箱與V2002入口增設跨線。（10） 低變?nèi)肟谏郎卦€修改。（11） 轉化開工線單向閥及截止閥移至地面。（12）

10、脫硫反應器增加一個采樣器。（13） 增加南北制氫純氫線作開工用。（14） V2011頂部出口安閥前增加一個壓力表。（15） V2001進口管線增設蒸汽吹掃線。（16） 壓縮機入口聯(lián)箱增設蒸汽吹掃線。（17） 火炬線北端增設一條DN20的蒸汽吹掃線。（18） 火炬線北端增設一條DN50的蒸汽吹掃線。（19） PSA區(qū)火炬線增設蒸汽吹掃線。（20） 脫附氣與瓦斯連通線上增加DN40吹掃線。（21） V2030增加DN20蒸汽吹掃線。（22） V2001增加DN50的無鹽水趕油線。（23） V2007出口低變升溫冷流線閥后增加壓力表。（24） P2002出口與P2006出口增設跨線，可將工藝冷凝水送

11、至渣油作注水用。（25） 南界區(qū)增加操作平臺。（26） 所有可燃氣體及石腦油線界區(qū)閥前增加導淋閥。（27） 氫氣至煤油加氫及潤滑油加氫的管線焊接。（28） 低溫放空線及高溫放空線接頭改造。（29） 循環(huán)水進出口總管增加壓力表。（30） 將E2012A/B的管束更換為不銹鋼材質(zhì)。（31） V2017及V2021安全閥增加手閥。（32） 過熱段出口安全閥SV2013增加手閥。（33） 增加氫氣至三催化色譜儀作載氣用。（34） 甲烷分析儀增加預處理器。（35） F2001及F2002氧化鋯改造。2.2裝置2003年大修改造內(nèi)容2.2.1技措項目情況（1） 增加一臺小流量石腦油泵P2001D（2） F

12、2001、F2002增加煙氣采樣管及配電（3） 低溫放空線增加流量計FIQ7408（4） 增加工業(yè)氫至溶劑油加氫管線2.2.2車間技術改造項目情況（1） P2002A/B增加跨線（2） 脫硫反應器后增加一個總采樣器（3） 轉化爐進出口管線增加現(xiàn)場壓力表（4） 瓦斯系統(tǒng)增加低壓氮氣密置換線（5） 壓縮機入口充氮線改雙閥（6） 轉化開工線增加放火炬線（7） 工業(yè)氫并網(wǎng)線界區(qū)閥前增加現(xiàn)場壓力表（8） F2001瓦斯阻火器前增加現(xiàn)場壓力表2.2.3儀表改造項目情況（1） V2004/V2005/V2006液控調(diào)節(jié)閥更換（2） V2006/V2007/V2013A/V2021沉筒液位計改差壓液位計2.2

13、.4設備更新情況（1） 更新轉化爐空氣預熱器（2） 更新轉化爐四臺風機調(diào)節(jié)風門2.3裝置2003年大修改造內(nèi)容低變催化劑還原流程改造：自C2001A/B出口至F2002管線上增加一管線至E2011殼程入口。煉廠氣膜分離技術改造項目：在干氣壓縮機出口增加膜分離裝置，膜分離裝置出來的氫氣送至1.2MPa氫氣管網(wǎng)；尾氣再作為制氫原料進入原料預熱爐F2001；而膜分離裝置出來的凝液經(jīng)V2030界區(qū)外壓油線直接送至四蒸餾裝置回用。轉化開工系統(tǒng)壓力控制改造：在第五分水罐V2007至壓縮機C2001管線改為PV7310閥后至C2001入口，用于轉化系統(tǒng)循環(huán)時控制C2001入口壓力。燃料氣流控閥FV7502閥

14、后增加阻火器。將干氣壓縮機C2001A/B一、二級入口緩沖罐就地自動排凝閥排放改為密閉式排放至火炬。更換轉化催化劑、低變催化劑和PSA部分分子篩。原料加熱爐對流管更換。PSA程控閥更換。PSA程序完善修改。3設計原料和產(chǎn)品性質(zhì)3.1 原料性質(zhì) 制氫裝置設計原料有加氫干氣、渣油加氫釋放氣、輕石腦油， 主要性質(zhì)如下：表一 加氫干氣、渣油加氫釋放氣的主要性質(zhì)名 稱凈化干氣，mol%脫硫凈化氣，mol%渣油加氫釋放氣，mol%H242.1616.0641.12CH47.1532.7528.22C2H612.2225.7315.04C3H819.8914.7311.06n-C415.507.804.02

15、n-C51.611.080.29n-C60.84H2O1.571.010.25硫含量ppm(w)202020合 計100100100溫 度，404040壓力MPa(abs)0.40.44.05表二 輕石腦油的主要性質(zhì)項 目組 成，mol%C3H80.59C4H101.53C4H101.81C5H1218.03C5H128.85C6H1412.292-甲基戊烷24.193-甲基戊烷12.57甲基環(huán)戊烷0.14硫含量50ppm合 計100溫 度40壓 力0.25密 度675.5kg/m3表三 循環(huán)氫的主要性質(zhì)項 目組 成，mol%H299.99CH40.01CO+CO220ppmH2O平衡合計10

16、0溫度40壓力4.0MPa3.2 產(chǎn)品規(guī)格表四 工業(yè)氫的主要規(guī)格項 目組 成，mol%H299.99CH40.01CO+CO220ppmH2O平衡合計100溫度40壓力2.45MPa表五 脫附氣的主要規(guī)格項 目組 成，mol%H220.91CH417.37CO1.19CO259.73H2O0.80合計100溫度40壓力0.03MPa表六 設計產(chǎn)品為氫氣和尾氣組成情況物流名稱混合氣全部回收原料氣產(chǎn)品氣尾氣H2 mol%62.6294.8433.92C1 mol%12.042.7120.36C2 mol%3.800.436.8C3 mol%8.470.4215.65C4 mol%9.220.162

17、6.52C5 mol%0.720.010.71N2 mol%2.841.21.36O2 mol%0.270.234.29H2S mol%0.010.010.31合計 mol%1001001004設計物料平衡及公用消耗4.1 設計物料平衡表六 裝置的物料平衡項 目收率，（mol%）數(shù) 量/h104t/a原 料輕石腦油82936.63混合干氣93147.45工藝蒸汽7413959.31合 計9174673.39產(chǎn) 品工業(yè)氫53974.32脫附氣4504136.03冷凝水4130833.04合 計9174673.394.2 公用工程消耗表七 能耗計算匯總(計算方法按SYJ 1029-83規(guī)定)序號項

18、目消耗量燃料低熱值或能耗指標總能耗, MJ/h103m3/h耗量小時耗量單位數(shù)量單位數(shù)量單位數(shù)量1脫硫凈化氣44.92696MJ/kg45121322凈化干氣37.42242MJ/kg451008903釋放氣72.94376MJ/kg451969204輕石腦油138.28293MJ/kg453731855燃料氣m3n75.2m3n4512MJ/m3n29.572806脫鹽水t1.3t75.6MJ/t96.372807循環(huán)水t2.4t141.3MJ/t4.195928電kw.h27.2kw.h1634.3MJ/kw.h12.562052793.5MPa蒸汽t0.48t-28.6MJ/t3684.

19、30-105371100.45MPa蒸汽t0.15t-9MJ/t2763.29-2487011凈化風m3n9m3n540MJ/m3n1.6790212新鮮水t0.21t12.8MJ/t7.549713綜合能耗8245765裝置設計邊界條件及主要工藝指標5.1裝置設計邊界條件(1)脫硫凈化氣壓力 0.5MPa溫度 40(2)凈化干氣壓力 0.5MPa溫度 40(3)釋放氣壓力 4.15MPa溫度 40(4)柴油加氫循環(huán)氫壓力 5.0MPa溫度 40(5)管網(wǎng)氫壓力 1.2MPa溫度 40(6)燃料氣（催化干氣）進裝置溫度 40進裝置壓力 0.3MPa低熱值 28784kJm3n組成 (mol)H

20、2 37.74CH4 23.92C2H6 10.94C3H8 1.45C4H10 0.29C5H12 0.06C2H4 13.89O2 0.52N2 8.83CO2 1.68H2O 0.68合計 100(7)循環(huán)水供水溫度 32供水壓力 0.45MPa(8)新鮮水供水溫度 32供水壓力 0.29MPa(9)無鹽水供水溫度 32供水壓力 0.25MPa(10)中壓蒸汽(3.5MPa蒸汽)壓力 3.5MPa溫度 420(11)低壓蒸汽(1.0MPa蒸汽)壓力 1.0MPa溫度 220(12)低低壓蒸汽(0.45MPa蒸汽)壓力 0.45MPa溫度 154(13)凈化風壓力 0.5MPa溫度 40(

21、14)非凈化風壓力 0.5MPa溫度 40(15)高壓氮氣壓力 5.0MPa溫度 40(16)低壓氮氣壓力 0.58MPa溫度 405.2主要工藝指標(1)脫硫系統(tǒng)原料油緩沖罐液位于 % 4070加熱爐出口溫度 370±10加熱爐爐膛溫度 800加氫反應器入口溫度 380加氫反應器熱點溫度 390脫硫反應器入口溫度 360±10系統(tǒng)壓力 MPa(abs) 3.10加氫催化劑裝填量 m3 15.7脫氯劑裝填量 m3 9.4脫硫劑裝填量 m3 18.8×2脫硫劑硫容 公斤硫公斤催化劑 0.25(2)轉化爐入口溫度 480520出口溫度 820爐膛熱點溫度 1020爐膛

22、溫差 100水碳比 molmol 3.5碳空速 h-1 1000轉化爐出口殘余甲烷含量 % 10催化劑裝填量 m3 35.8(3)中低變反應器中變?nèi)肟跍囟?360±10中變床層熱點溫度 450低變?nèi)肟跍囟?205215低變床層熱點溫度 230中變出口CO含量 % 3低變出口CO含量 % 0.3中變催化劑裝填量 m3 41.5低變催化劑裝填量 m3 36.0中變空速（干） h-1 2000低變空速（干） h-1 2000(4)分水罐低變氣第一分水罐 % 4070低變氣第二分水罐 % 4070低變氣第三分水罐 % 4070低變氣第四分水罐 % 2040低變氣第五分水罐 % 830(5)汽

23、提塔凈化水液位 % 4070(6)PSA凈化部分入口溫度 3240入口壓力 MPa（abs） 2.40±0.2出口壓力 MPa（abs） 2.40±0.2(7)PSA單元序號 變壓吸附步驟 代號 壓力(MPa)1 吸附一 A1 2.452 吸附二 A2 2.453 吸附三 A3 2.454 吸附四 A4 2.455 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 順放一 PP1 0.520.4310 順放二 PP2 0.430.3411 順放三 PP3 0.340.2512 逆放 D 0.250.0

24、313 沖洗三 P3 0.0314 沖洗二 P2 0.0315 沖洗一 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 產(chǎn)品升 FR 2.02.4(8)膜分離單元膜前壓力 2.93.2 -3.3MPa膜前溫度 65-85加熱溫差 25-40進氣流量 0-12240m3/hH2S濃度 0.01% (mol)提純氫氣純度 94%提純氫氣壓力 1.0MPa（G）旋風分離器液位LICSA-101 2040%6工藝流程說明6.1膜分離系統(tǒng)膜分離單元主要由原料氣預處理和膜分離兩部分組成?；旌霞託涓蓺饨?jīng)

25、干氣壓縮機升壓至3.4MPa，升溫至110，首先進入冷卻器（E-102）冷卻至45左右，然后進入預處理系統(tǒng)，預處理系統(tǒng)由旋風分離器（V-101）、前置過濾器(F-101AB)、精密過濾器(F-102AB)和加熱器（E-101）組成。預處理的目的是除去原料氣中可能含有的液態(tài)烴和水，以及固體顆粒，從而得到清潔的飽和氣體，為防止飽和氣體在膜表面凝結，在進入膜分離器前，先進入加熱器（E-101）加熱到80左右，使其遠離露點。經(jīng)過預處理的氣體直接進入膜分離器（M-101），膜分離器將氫氣與其他氣體分離，從而實現(xiàn)提純氫氣的目的。每個膜分離器外形類似一管殼式熱交換器，膜分離器殼內(nèi)由數(shù)千根中空纖維膜絲填充，類

26、似于管束。原料氣從上端側面進入膜分離器。由于各種氣體組分在透過中空纖維膜時的溶解度和擴散系數(shù)不同，導致不同氣體在膜中的相對滲透速率不同，在原料氣的各組分中氫氣的相對滲透速率最快，從而可將氫氣分離提純。在原料氣沿膜分離器長度方向流動時，更多的氫氣進入中空纖維。在中空纖維芯側得到94的富氫產(chǎn)品，稱為滲透氣，壓力為1.3 MPa（G），該氣體經(jīng)產(chǎn)品冷卻器（E-103）冷卻到40后進入氫氣管網(wǎng)。沒有透過中空纖維膜的貧氫氣體在殼側富集，稱為尾氣，尾氣進入制氫下工序。本單元設有聯(lián)鎖導流閥（HV-103）和聯(lián)鎖放空閥（HV-104），當緊急停車時，膜前切斷閥（HV-101）關閉，保護膜分離器，同時HV-10

27、3和 HV-104自動打開，保證原料氣通過HV-103直接進入制氫裝置，確保制氫裝置連續(xù)生產(chǎn)；通過HV-104的分流，可以保證通過HV-103進入制氫裝置的氣體流量不至于波動過大，使制氫裝置平穩(wěn)運行。6.2 脫硫系統(tǒng)本制氫裝置原料共有三種：輕石腦油、渣油加氫釋放氣、加氫干氣（渣油加氫干氣、柴油加氫脫硫凈化氣、加氫裂化干氣）。以石腦油為原料時，石腦油由系統(tǒng)管網(wǎng)進入，先進入原料緩沖罐（V2001），然后由石腦油泵（P2001A、P2001B、P2001C）抽出經(jīng)加壓至4.45Mpa后進入原料預熱爐（F2001）。鈷鉬加氫脫硫所需的氫氣，由柴油加氫裝置來，但是一般采用南北制氫來的純氫氣或由PSA返回

28、的自產(chǎn)氫經(jīng)壓縮機加壓后在石腦油泵出口與石腦油混合，一起進入原料預熱爐。以加氫干氣為原料時，加氫干氣首先進入加氫干氣分液罐（V2002），經(jīng)分液后進入加氫干氣壓縮機（C2001A、C2001B）加壓至3.8MPa，在石腦油泵出口與石腦油混合后一起進入原料預熱爐。渣油加氫釋放氣（4.2MPa）直接由渣油加氫裝置送來，在石腦油泵出口與石腦油混合后，一起進入原料預熱爐。混合后的原料（油、氣）先進入原料預熱爐（F2001），加熱至脫硫反應所需溫度（330380）后（此時原料已全部汽化），進入加氫反應器（R2001），在此發(fā)生加氫轉化反應，使有機硫化物和有機氯化物轉化為硫化氫和氯化氫。加氫反應器下部裝有脫

29、氯劑，可將原料氣中的氯含量脫至0.2PPm以下。從加氫反應器出來的原料氣進入氧化鋅脫硫反應器（R2002A、R2002B），兩個氧化鋅脫硫反應器既能單獨使用，也能串在一起使用。在此反應器里，氧化鋅與硫化氫發(fā)生反應，生成硫化鋅，脫硫后，原料氣中的硫含量可降至0.5ppm以下。在原料預熱爐入口裝有N2管、1.0MPa蒸汽管及柴油加氫新氫機出口來的管線，在加氫反應器入口裝有凈化風管、N2管、1.0MPa蒸汽管及低變開工線，在脫硫反應器入口裝有凈化風管、高壓N2管、低壓N2管、1.0MPa蒸汽管，在脫硫系統(tǒng)出口有開工排放氣管線。這些管線都是開工或特殊需要時使用的。原料氣經(jīng)脫氯、脫硫處理后，進入轉化系統(tǒng)

30、。6.3 轉化部分脫硫后的原料氣在進入轉化爐（F2002）之前，按水碳比3.5與來自本裝置中壓汽包（V2015）的3.5MPa的中壓蒸汽混合，混合后經(jīng)轉化爐對流段的原料預熱段加熱至500，由轉化爐的上集合管進入轉化爐（F2002）。轉化爐管內(nèi)裝有轉化催化劑，在催化劑的作用下，烴類與水蒸汽發(fā)生化學反應，整個過程是強吸熱的。反應生成物為H2、CO、CO2，以及殘余的甲烷及過剩的水蒸汽。轉化反應所需的熱量由設置于爐子頂部的氣體燃料燒嘴提供。燃料氣由裝置燃料系統(tǒng)來，轉化爐爐溫與燃料氣串級調(diào)節(jié)，具體控制方法在自動控制部分再具體說明。出轉化爐、溫度為820的高溫轉化氣進入轉化氣蒸汽發(fā)生器（E2001）與來

31、自中壓汽包的汽包水、汽換熱，換熱后溫度降至360380，然后進入中溫變換反應部分。轉化爐入口裝有從壓縮機出口過來的開工線及柴油加氫新氫機出口來的管線。6.4中低溫變換部分從轉化氣蒸汽發(fā)生器出來的360380的轉化氣，進入中溫變換反應器（R2003），在催化劑的作用下，發(fā)生變換反應，使變換氣中CO的含量降至5%，從中變反應器出來的中變氣進入鍋爐給水第二預熱器（E2002），再進入低變反應器（R2004）。從低溫變換反應器出來的低變氣進入低壓蒸汽發(fā)生器（E2010），與來自低壓汽包（V2023）的低壓汽包鍋爐水換熱，溫度降至168，接著進入低變氣第一分水罐（V2003），經(jīng)分液后，從頂部出來的低變

32、氣、水蒸汽進入鍋爐給水第一預熱器（2003），與來自中壓給水泵（P2003A、P2003B）的除氧水換熱，溫度降至148，然后進入低變氣第二分水罐（V2004），分液后，從頂部出來的低變氣、水蒸汽分兩路分別進入無鹽水預熱器（E2004）及除氧用蒸汽發(fā)生器（E2005）。在無鹽水預熱器，低變氣與來自無鹽水泵（P2004A、P2004B）或其跨線的無鹽水換熱 。在除氧用蒸汽發(fā)生器，低變氣與來自0.1MPa低壓汽包（V2022）底部的汽包水換熱，換熱后，從兩個換熱器出來的低變氣混合后進入低變氣第三分水罐（V2005）。從其頂部出來的低變氣進入低變氣空冷器（E2006）。從低變氣第一、二、三分水罐底部

33、出來的酸性水混合后進入酸性水汽提塔（T2001）的中部。從低變空冷器出來的低變氣進入低變氣第四分水罐（V2006），分液后，從其頂部出來的低變氣進入低變氣冷卻器（E2007），與循環(huán)水換熱后進入低變氣第五分水罐，從其頂部出來的40左右的低變氣進入變壓吸附系統(tǒng)（PSA）。從低變氣第四、第五分水罐底部出來的酸性水混合后進入酸性水汽提塔（T2001）的上部。在第五分水罐頂部引出來的管線上，分別裝有：低變升溫開工線、低變氣至加氫干氣壓縮機入口線、低變氣至燃料氣混合器管線、低變氣至柴油加氫新氫機入口管線，這些管線都是為開工或特殊情況下使用的。6.45PSA凈化部分 經(jīng)過冷卻分水后的低變氣，進入裝有吸附劑

34、的吸收塔（A2001AJ）、通過吸附除去氫氣以外的其它雜質(zhì)（CH4、CO、CO2、H2O），使氣體得以凈化。吸附了雜質(zhì)的吸附床再生進行均壓、順放、逆放、吹掃等過程，使吸附劑得以再生，再充壓吸附。上述過程是在一套程序控制指揮下，自動地、周而復始地進行。凈化后工業(yè)氫純度99.99%，以恒定流量送至渣油加氫氫裝置、系統(tǒng)氫氣管網(wǎng)、實華溶劑油廠、航煤加氫裝置等用氫地方。吸附劑再生時得到的尾氣，經(jīng)脫附氣緩沖罐（V2014）作為轉化爐作燃料氣。6.6 鍋爐給水及產(chǎn)汽部分(1)給水除氧部分自裝置總管來的無鹽水直接經(jīng)過無鹽水泵的跨線或首先進入無鹽水罐（V2016），然后經(jīng)無鹽水泵（P2004A、P2004B）升

35、壓送至無鹽水預熱器（E2004），與來自低變氣第二分水罐的低變氣換熱，從換熱器出來的低變氣與從酸性水汽提塔底泵來的凝結水（36.8t/h）混合一并進入除氧器（V2017、V2021）。除氧用的蒸汽一部分來自蒸汽擴容器（V2018）的二次蒸汽（0.5t/h），另一部分來自除氧用蒸汽發(fā)生器（E2005）。除氧器正常運行時，通過調(diào)節(jié)除氧用蒸汽發(fā)生器的熱量來控制除氧器的壓力。無鹽水除氧后經(jīng)過中壓給水泵（P2003A、P2003B）抽出送到中壓產(chǎn)汽部分。(2)中壓產(chǎn)汽部分來自中壓給水泵的無鹽水（92.6t/h）經(jīng)過鍋爐水第一預熱器（E2003）預熱至175，然后經(jīng)鍋爐給水第二預熱器（E2002）加熱至飽

36、和溫度進入中壓汽包（V2015），汽包水經(jīng)過轉化爐對流段的蒸汽發(fā)生段及轉化氣蒸汽發(fā)生器（E2001）換熱，產(chǎn)生4.1MPa飽和蒸汽，該飽和蒸汽經(jīng)對流段過熱段過熱至420，從過熱段出來的過熱蒸汽大部分（63.3t/h）由裝置自用，其余（27.5t/h）小部分外送至中壓蒸汽管網(wǎng)。另外，從鍋爐給水第一預熱器出來的無鹽水有一路進入0.45MPa低壓蒸汽汽包（V2023）。從其底部出來的無鹽水進入低壓蒸汽發(fā)生器（E2010），與來自低溫變換反應器的低變氣換熱，產(chǎn)生低壓蒸汽，進入低壓蒸汽汽包，從低壓蒸汽汽包出來的低壓蒸汽一部分進入除氧槽（V2017、V2021）及酸性水汽提塔（T2001），另一部分并入0

37、.45MPa低壓蒸汽管網(wǎng)。(3)加藥及排污部分固體磷酸三鈉加入醚酸三鈉溶解箱（V2020）溶解后，經(jīng)加藥泵（P2005）送至中壓汽包（V2015）及低壓汽包（V2023）。為了減少系統(tǒng)的熱損失和保護環(huán)境，系統(tǒng)還設置了蒸汽連續(xù)排污器（V2018）和定期排污器（V2019），中壓產(chǎn)汽系統(tǒng)的排污水溫位較高，送至連續(xù)排污器，從其頂部出來的擴容蒸汽送至除氧器，而底部的污水送入定期排污器，并加入新鮮水冷卻至40以下排入污水管網(wǎng)。6.7燃料氣系統(tǒng)煉廠燃料管網(wǎng)來的燃料氣首先進入裝置燃料氣分液罐（V2025），從分液罐出來的燃料氣分兩路。一路直接去原料預熱爐（F2001）及轉化爐（F2002），另一路去燃料氣混

38、合器（MI2001）。開工期間，從開工用油氣分離罐出來的混合氣返回燃料氣分液罐（V2025），作為燃料使用。開工期間，低變氣排放氣以及PSA脫附氣可以引入燃料氣混合罐（MI2001），從混合罐出來的燃料氣去轉化爐，作為轉化爐的另一路燃料。6.8 壓縮機系統(tǒng) 本裝置的加氫干氣壓縮機（C2001A、C2001B），主要用于輸送氣體原料和開停工循環(huán)。壓縮機的入口管線有五組：(1) 渣油加氫干氣、柴油加氫脫硫凈化氣、加氫裂化干氣混合進入加氫干氣分液罐（V2002），從分液罐頂部出來的加氫干氣進入加氫干氣壓縮機。(2) 開工氣體（N2、H2、凈化風）聯(lián)箱的開工線，引至加氫干氣壓縮機入口。(3) 第五分水

39、罐出口引出的開工線，引至加氫干氣壓縮機入口。(4) 機體置換低壓N2線，直接引至加氫干氣壓縮機入口。(5) 南北制氫來的純氫線，直接引至加氫干氣壓縮機入口。加氫干氣壓縮機出口管線有四路：(1) 壓縮機出口至原料預熱爐入口（脫硫開工線）。(2) 壓縮機出口至轉化爐入口（轉化開工線）。(3) 壓縮機出口至加氫干氣分液罐入口（壓縮機經(jīng)過E2009殼程回流線）。(4) 壓縮機出口至加氫干氣分液罐入口（壓縮機不經(jīng)過E2009殼程回流線）。6.9酸性水汽提系統(tǒng)從低變氣第四、第五分水罐底部來的酸性水進入酸性水汽提塔（T2001）的上部，從低變第一、第二、第三分水罐底來的酸性水進入汽提塔的中部。作為汽提用的低

40、壓蒸汽由0.45MPa低壓汽包（V2023）提供，從汽提塔的底部進入汽提塔。另外，還專門設有從1.0MPa蒸汽管網(wǎng)來的1.0MPa蒸汽，作為汽提塔的備用蒸汽。從汽提塔出來的已經(jīng)脫除了CO2的凈化水由汽提泵（P2002A、P2002B）抽出，根據(jù)需要，有以下四種流程：(1) 可以直接進入除氧器，除氧后作為鍋爐給水。這樣，既保護了環(huán)境，又減少了脫鹽水用量。采取這項措施，裝置可減少脫鹽水約39t/h。(2) 可以直接進入E2008管程出口循環(huán)熱水線，返回循環(huán)水場進行處理。(3) 可以直接在P2002出口經(jīng)跨線送至渣油加氫裝置作反應注水及低壓汽包產(chǎn)汽用。(4) 可以直接排入明溝。(5) 酸性水經(jīng)P20

41、02送至熱電車間處理。 目前，由于酸性水回收的工藝技術仍不夠成熟，裝置汽提塔汽提后的酸性水直接排入明溝。第二章 工藝原理、催化劑及助劑制氫過程可分為幾個反應步驟：鈷鉬加氫脫硫反應、脫氯反應、氧化鋅脫硫反應、烴類水蒸汽轉化反應、一氧化碳變換反應及氫氣提純部分（本裝置用PSA）。為了分離出部分加氫干氣中的氫氣，在干氣壓縮機與加氫加熱爐之間增加膜分離單元。1鈷鉬加氫脫硫脫氯反應1.1反應原理 制氫原料油、氣中含有各種有機硫，在一定的溫度（一般為260400）及有H2存在的條件下，鈷鉬加氫脫硫催化劑能使有機硫轉化成無機硫，無機硫再由其它脫硫劑（如ZnO）吸收，原料中含有的烯烴也能被加氫飽和，有機氯化物

42、被加氫生成HCL。反應式如下:(1)硫醇加氫反應式: R-SH H2 RH H2S (2)二硫醚加氫反應式: R-S-S-R' 3H2 RH 2H2S R'H (3)硫醚加氫反應式: R-S-R'H 2H2 RH R'H H2S (4) 二硫化碳加氫反應式: CS2 4H2 CH4 2H2S (5) 硫氧化碳加氫反應式: COS H2 H2S CO (6) 烯烴加氫反應式: RCH=CHR' H2 RCH2-CH2R' (7) 有機氯化物加氫反應式: R-CL H2 R-H HCL（反應式中：R、R代表烷基）1.2影響因素(1)溫度 鈷鉬催化劑進

43、行加氫脫硫時，操作溫度通常控制在260400范圍內(nèi)，當溫度低于220，加氫效果明顯下降，溫度高于420以上催化劑表面聚合和結碳現(xiàn)象增加。(2)壓力 由于有機硫化物在輕油中的含量不高，故壓力對氫解反應影響不大，壓力由整個工藝流程的要求決定，通常控制在3.04.0MPa。(3)空速 單位時間（h），通過單位催化劑體積（m3）的氣體（折合為標準狀態(tài)下）體積數(shù)量，稱為空速，單位為m3/h.m3，可簡寫為h-1。有些反應，水蒸汽參與反應過程，但計算空速時不計算水蒸汽的體積，這時的空速稱為干氣空速。在烴類轉化反應中，把碳原子大于2的烴折算為CH4，再計算空速，這時的空速稱為碳空速。使用液體原料時，按液體的

44、體積計算出來的空速稱為液空速。加氫反應屬內(nèi)擴散控制，如增加空速，則原料流速加大，使原料在催化劑床層中的停留時間縮短，反應不完全，所以加氫反應要在一定的空速下進行。但為了提高生產(chǎn)能力，在保證出口硫含量滿足工藝要求的條件下，通常均采可能用盡高的空速，一般輕油的空速范圍為16h-1。(4)氫油比 加氫脫硫反應，增加氫油比，即提高氫分壓，不但能抑制催化劑的積炭，還有利于氫解過程的進行。相反，如果烴類的分壓增加，會使烴類在催化劑表面被吸附，從而減少了催化劑表面積，抑制氫解反應。所以高氫油比對加氫反應有利，一般氫油比為80100（體積）。氫油比過低，脫硫達不到要求。2脫氯反應2.1.反應原理 有機氯化物經(jīng)鈷鉬催化劑轉化生成無機氯化物，主要以氯化氫的形式存在，它能與脫氯劑中堿性或與氯