運行二部三套主裝置介紹和工藝流程

1、1運行二部三套主裝置介紹和工藝流程2焦化車間共有主裝置三套：延遲焦化裝置規(guī)模：40萬噸/年加氫精制裝置規(guī)模：40萬噸/年(實際處理能力達60萬噸/年)制氫裝置規(guī)模：3000NM3/h3車間三套裝置介紹本車間三套裝置聯(lián)合配套，焦化部分采用國內成熟的常規(guī)焦化技術，運用一爐兩塔工藝，井架式水力除焦系統(tǒng)，無堵焦閥，盡量多產汽、柴油；采用小循環(huán)比操作提高裝置液收。加氫部分采用國內成熟的加氫精制工藝技術，催化劑采用丹麥托普索TK系列TK-570加氫精制催化劑。反應部分采用爐前混氫方案；汽提塔采用直接吹汽法；催化劑的預硫化采用濕法硫化方案，催化劑再生采用器外再生。工藝技術先進，設備全部國產化，操作安全可靠。

2、制氫部分由上海華西化工科技有限公司開發(fā)設計，采用先進的烴類水蒸氣制氫工藝，是最新的潔凈生產工藝。4567891、延遲焦化的定義 2、原料及產品3、延遲焦化工藝流程4、延遲焦化基本參數(shù)內容安排延遲焦化裝置10延遲焦化定義延遲焦化是將重質油在管式加熱爐中加熱，采用高流速和高強熱度，使油品在加熱爐中短時間內達到焦化反應所需的溫度后，迅速離開加熱爐進入焦炭塔，從而使焦化反應基本不在加熱爐中進行，而延遲到焦炭塔中進行的加工過程。延遲焦化屬煉油廠重要的二次加工工藝。11延遲焦化裝置的原料焦化原料油根據(jù)上游裝置可供的渣油、重油種類和數(shù)量，后繼裝置對焦化液體產品的質量要求來確定。常用的焦化原料油有以下幾種：減

3、壓渣油，外采渣油（我公司主要原料來源）減粘裂化渣油煉廠的廢渣（例如污水處理的廢渣等）也可送入焦化裝置處理以解決環(huán)保問題。12延遲焦化裝置的產品在典型操作條件下，延遲焦化過程的產品及產品收率范圍如下：焦化汽油： 818%（質量）焦化柴油： 2643%（質量）焦化蠟油： 1525%（質量）焦化氣體：（包括液化石油氣和干氣）510%（質量）焦炭產率：國內原油2230%（質量）； 13延遲焦化是一種主要的重油加工工藝，通過熱裂解和縮合反應使重質烴類輕質化常規(guī)延遲焦化裝置由焦化分餾、穩(wěn)定、焦化反應（焦炭塔、加熱爐）、吹氣放空系統(tǒng)和冷、切焦水處理等幾個部分所組成延遲焦化工藝流程14焦化工藝流程簡介一、焦化

4、反應部分渣油自罐區(qū)來經過流量表，通過V101液控閥進入原料油緩沖罐V101（直進料溫度180 ，正常進料溫度130 ），后由對流進料泵抽出，經E101與柴油換熱后經E102與蠟油換熱，然后分成兩路進入爐F-101對流段加熱到240左右，從對流段出來后進入分餾塔T102的1層和8層下與來自焦炭塔頂?shù)挠蜌鈸Q熱。原料油中蠟油以上重組分與來自T101頂油氣中被冷凝的循環(huán)油一起流入塔底，在330左右溫度下由輻射泵抽出分四路送入爐F-101/1的輻射段快速升溫至495左右，經斜管、四通閥進入底部。原料油中蠟油以上組分在焦炭塔內的高溫和長停留時間條件下產生裂化縮合等一系列反應，最后生成富氣、汽油、柴油、蠟油

5、和焦炭。焦炭結聚于塔內，塔頂高溫油氣 430左右，經急冷油降溫后（420左右），進入分餾塔T102換熱塔板下。 15焦化工藝流程簡介二、焦化分餾系統(tǒng)從頂流出的高溫油氣進入T102換熱區(qū)與原料油直接換熱，冷凝出循環(huán)油餾份，在控制蒸發(fā)段溫度的條件下，其余大量油氣上升進入蠟油集油箱，分餾段進行分餾從下往上分別產生蠟油、柴油和塔頂油氣。分餾塔T102蠟油集油箱360左右，由蠟油泵抽出，一路去吸收穩(wěn)定進穩(wěn)定塔底重沸器與穩(wěn)定塔底油換熱后再去解吸塔底重沸器，與解吸塔底油換熱后與另一路抽出的蠟油混合去原料蠟油換熱器，換熱到210后的蠟油一路去頂作急冷油，一路分成兩條支路分別至T102 第9層和12層塔板上作上

6、下返塔，另一路去蠟油冷卻器L102冷卻，然后一路去儲運部，另一路用作封油。甩油罐V104頂有一條去T102第9層塔板下做油氣循環(huán)線。16焦化工藝流程簡介中段回流自T102的13層塔板上抽出經中段回流泵，然后去中段回流蒸汽發(fā)生器E103冷卻到200后返回到T102的19層塔盤上。柴油經柴油泵從T102的柴油集油箱內抽出后，進入渣油-柴油換熱器與原料油換熱，然后去柴油/除氧水換熱后進空冷器A103、L104/1、2冷卻，然后一路分成兩條支路作回流返回T102的20、24 層塔板上做柴油上下回流，另一路柴油經柴油冷卻器L104冷卻到40后去半成品罐區(qū),另一路去加氫反沖洗過濾器前 。頂循回流經過從T1

7、02的32層上抽出后進入頂循空冷器后冷卻到55，一路作塔頂回流，匯同冷回流返回到T102的33層塔板上。T102頂出來的油氣經T102頂油氣空冷器后，去T102頂后冷器L101，經冷卻后進入T102頂回流罐V103，V103頂出來的富氣去吸收穩(wěn)定，V103分離出的含硫污水由脫水包經含硫污水泵抽上去動力，V103分離出的粗汽油由粗汽泵抽出，然后一路作冷回流匯同頂循返至T102的33層塔板上，一路去吸收穩(wěn)定作吸收劑，另一路去半成品罐。17焦化工藝流程簡介三、吹氣放空及甩油系統(tǒng)焦炭塔(T-l0l/1，2)吹汽、冷焦產生的大量蒸汽及少量油氣，進入接觸冷卻塔(T-103)下部，塔頂部打入冷卻后的重油，洗

8、滌下來自焦炭塔頂大量油氣中的重質油，重質油進入塔底用接觸冷卻塔底泵(P-114/1，2)抽出后經接觸冷卻塔底油及甩油水冷器(L-105/1)冷卻后送往接觸冷卻塔頂或送出裝置。塔頂流出的大量水蒸氣經接觸冷卻塔頂空冷器(A-l04/14)、接觸冷卻塔頂水冷器(L-701/12)冷卻到40進入接觸冷卻塔頂氣液分離罐(V-105)，輕污油、由污油、污水由泵P-108送至G903，不凝氣排入放火炬燒掉。18焦化工藝流程簡介四、除焦系統(tǒng)本裝置焦碳塔(T-101/1.2)座，采用全井架水力除焦，切焦水用高壓水泵P-110直接抽高壓回水罐(V-110)的水、經遙控閥、隔斷閥、高壓水龍帶、旋轉接頭、鉆桿、切焦器

9、打入焦碳塔內除焦，除焦水和焦碳一同流入焦池，切焦水經焦池、沉淀池、切焦水泵、過濾器返回高壓回水罐，切焦水循環(huán)使用，不足時補充新鮮水入高壓回水罐(V-110)。19焦化工藝流程簡介五、吸收穩(wěn)定系統(tǒng)焦化富氣自V103頂來經過壓縮機壓縮后進入富氣空冷器冷卻，然后匯同解吸塔T302頂解吸氣以及來自吸收塔底經吸收塔底泵抽出的吸收塔底富吸收油一同進入富氣冷卻器后，進入富氣分液罐V301進行油水汽分離，水經脫水包脫出后出裝置，油相經解吸塔進料泵抽出送入解吸塔進料換熱器與穩(wěn)汽油換熱后進入解吸塔T302的30層塔板上作進料；氣相進入吸收塔T301的1層塔板下向上與來自抽出送入吸收塔T301的32層塔板上作吸收劑

10、的向下行的粗汽油以及來自穩(wěn)定汽油泵抽出送入T301 的34層塔板上向下作補充吸收劑的穩(wěn)定汽油在T301內逆向接觸，吸收劑吸收富氣中的C3以下重組分。T301頂?shù)呢殮膺M入再吸收塔T304的一層塔板下，然后向上與來自焦化柴油泵的柴油（作再吸收劑）逆向接觸，T304頂干氣去干氣脫硫塔T401。T304底的富吸收柴油返回焦化分餾塔。T301設置了一個中段回流，由T301的17層塔板下抽出，經過中段回流泵抽出，再經過吸收塔中段回流冷卻器，冷卻后返回到T301的16層塔板上（中段抽出的下方），以取走吸收塔釋放的熱量。V301的粗汽油經解吸塔進料泵抽出經后進入T301，T302底設有一個重沸器，由T302抽

11、出的脫乙烷油經解吸塔底重沸器，E303（是由來自焦化分餾的蠟油換熱后，）靠虹吸及沸騰原理返回T02的一層塔板下。T302底的脫乙烷油經穩(wěn)定塔T303進料泵進入T303的24層塔板上。T303頂回流：T303頂氣經過T303頂冷卻器冷卻后進入穩(wěn)定塔頂回流罐V302，V302進行汽液水相分離，含硫污水出裝置，液相經液化氣泵（T303頂回流泵）抽出后一部分作塔頂回返回T303第46層塔板上，一部分出裝置去液化氣脫硫塔T402脫硫。T303底重沸：穩(wěn)定汽油由T303底抽出后經穩(wěn)定塔底重沸器L306（由蠟油提供熱量）后靠虹吸及沸騰原理返回T303的一層塔板下。穩(wěn)定汽油由T303先經E304與脫乙烷汽油換

12、熱再經穩(wěn)汽空冷器，再經穩(wěn)汽冷卻器L305再由穩(wěn)定汽油泵P305抽出，一部分去吸收塔作補充吸收劑，另一部分出裝置。20焦化工藝流程簡介六、脫硫部分干氣進入干脫塔T401的1層塔盤下向上與來自貧液泵抽出的貧液向下進入T401的22層塔板上，在T401中逆向接觸，干氣中的硫與貧液中的二乙醇胺生成含硫絡合物達到脫硫目的.液脫塔同理。T401頂干氣、T402頂液化氣分別經過干氣溶劑沉降罐V402、液化氣溶劑沉降罐V403后，沉降的富液匯同T401、T402的富液去再生塔T403，干氣去并網(wǎng)、液化氣去液化氣罐區(qū)。來自T401、T402的富液進入富液閃蒸罐V405，V405頂氣體放火炬，底富液經富液泵升壓后

13、進貧富液換器與T403底出來的貧液換熱后進入T403的4層塔板上。富液在T403的溫度下把H2S解析了來。T403頂回流：T403頂酸性氣先經過T403頂冷卻器冷卻，然后進入再生塔頂回流罐V406進行氣液分離，V406頂氣體放火炬控制T403壓力，底液體經過再生塔回流泵抽出升壓返回T403的25層塔盤上。T403底重沸：由403底一層塔板下抽出進入塔底沸器E404（由蒸汽加熱，靠虹吸及沸騰原理返塔）后經蒸汽加熱后返回抽出口下方返塔T403，T403底再生后貧液先經閃蒸后，貧富液換熱器換熱后至貧液泵，經泵升壓后，分別進入T401、T402進行脫硫。21原料性質操作溫度 操作壓力循環(huán)比延遲焦化基本

14、參數(shù)221、原料性質延遲焦化裝置可以處理多種原料，不同原料對操作、產品收率、產品性質的影響是不一樣的，影響比較大的是原料的殘?zhí)恐?、硫含量、金屬含量以及特性因?shù)。殘?zhí)恐担簹執(zhí)恐荡笮∈窃嫌统山箖A向的標志，在操作條件一定時，焦炭產率隨原料油殘?zhí)康脑黾佣黾印＝涷炞C明：一般情況下焦炭產率約為原料油殘?zhí)恐档谋?，殘?zhí)恐狄呀浭沁x擇爐出口溫度的參數(shù)之一，由于裂解反應為吸熱反應，縮合為放熱反應，縮合為放熱反應，因此達到同樣的焦化深度，殘?zhí)恐蹈叩募訜釥t出口溫度可適當?shù)倪x擇低些。硫含量：原料油含硫高給焦化過程及其后部系統(tǒng)帶來腐蝕，而原料油中的硫經焦化過程后大部分聚集到焦炭中影響焦炭的品位，降低其使用價值。延遲焦化

15、基本參數(shù)23鹽含量：原料油中的鹽類在焦化爐管里由于原料油的分解、汽化而結晶，沉淀成鹽垢，這些鹽垢又吸附膠質和瀝青質，構成焦炭焦核，加速爐管結焦，影響開工周期，另外，金屬鹽大部分沉積在焦炭中又影響石油焦的質量。臨界分解溫度：是指油品在臨界狀態(tài)下開始分解和生焦的溫度，不同性質的原料有不同的臨界分解溫度，研究認為油品在臨界分解溫度范圍內最易結焦，時間越長，油品結焦的幾率越大，為避免爐管結焦，油品在臨界分解溫度范圍那段爐管內的停留時間越短越好，因此油品應當以高速、湍流狀態(tài)通過這段爐管。但是油品性質決定在臨界分解溫度范圍內，有些油品的汽化率不足，那么通過這段爐管的流速較低這種情況下，可以向爐管內注入蒸氣

16、或軟化水來提高介質的流速以達到減少爐管結焦的目的。242. 操作溫度操作溫度是指焦化加熱爐出口溫度在壓力和循環(huán)比一定時，焦化溫度每增加5.5，瓦斯油收率增 加，適當增加反應溫度對焦化是有利的焦炭塔溫度過高，容易造成泡沫夾帶和促進彈丸焦的生成在操作中用加熱爐出口溫度及T101頂壓力來控制焦炭的揮發(fā)分含量 我公司的延遲焦化裝置加熱爐出口溫度一般均控制在492497范圍之內。延遲焦化基本參數(shù)253. 操作壓力操作壓力是指焦炭塔頂壓力，焦炭塔頂壓力下限值是為克服焦化分餾塔及后繼系統(tǒng)壓降所需的壓力操作溫度和循環(huán)比固定之后，提高操作壓力將使塔內焦炭中滯留的重質烴類增多，使焦炭的產率增加，氣體產率也略有增加

17、，C5以上的液體產品產率下降。焦炭的揮發(fā)分含量也會略有增加延遲焦化工藝的發(fā)展趨勢是降低操作壓力，以提高液體產品的收率我公司焦化裝置的操作壓力在0.155 MPa之間延遲焦化基本參數(shù)26延遲焦化基本參數(shù)4. 循環(huán)比循環(huán)比是對裝置處理能力、產品性質及其分布都有影響的重要操作參數(shù)延遲焦化循環(huán)比的定義有二種：循環(huán)比循環(huán)油量/新鮮原料油量聯(lián)合循環(huán)比（CFR）=（新鮮原料油量+循環(huán)油量）/新鮮原料油量=（1+循環(huán)比）27焦化裝置關鍵設備：加熱爐、焦炭塔、分餾塔、輻射泵、富氣壓機等。焦化產品收率28內容安排1、加氫精制的定義 2、原料及產品3、加氫精制工藝流程4、加氫精制基本參數(shù)加氫精制裝置2930加氫精制

18、定義加氫精制就是將原料油在一定的溫度、壓力、催化劑和臨氫條件下，發(fā)生化學反應，將油品中的含硫、氧、氮等非烴物轉化成H2S、H2O和NH3后予以脫除，使不安定的烯烴和稠環(huán)芳烴飽和，截留金屬雜種，從而改善油品性質的加工工藝。 31加氫裝置原料本裝置的原料油主要為焦化柴油、焦化汽油。同時摻煉直餾柴油、催化柴油、部分不合格回煉油。原料氣氫氣。32加氫產品加氫柴油合格產品加氫石腦油（加氫汽油）辛烷值低，不能作為產品出廠，用作重整原料或乙烯原料。33影響加氫反應的主要因素反應壓力 反應壓力的影響是通過氫分壓來體現(xiàn)的。系統(tǒng)的氫分壓高低決定于操作壓力、氫油比、循環(huán)氫純度及原料油的性質。 P氫氣 = P系統(tǒng) 系

19、統(tǒng)氫氣體積濃度 對原料是氣相的加氫精制過程，提高反應壓力，導致反應時間的延長，從而增加了加氫精制的深度。特別是氮的脫除率有較明顯的提高。汽柴油加氫精制的操作壓力一般為，操作壓力的提高有利于加氫精制深度的提高。 34反應溫度 硫、氮非雜環(huán)化合物的氫解是不可逆反應，一般不受熱力學平衡限制，反應溫度提高有利于反應速度的提高。但在不同壓力下存在極限反應溫度，超過這一極限溫度，脫硫、脫氮的轉化率會下降。 芳烴加氫屬于可逆反應，溫度過高會發(fā)生單環(huán)或雙環(huán)環(huán)烷烴脫氫反應，從而使十六烷值降低。加氫精制的操作溫度，在通常的壓力范圍內，一般控制在300-400,操作溫度的提高有利于轉化率的提高。35氫油比氫油比是通

20、過催化劑床層氫氣與原料油的體積比。在壓力、空速一定時，氫油比影響反應物與生成物的氣化率、氫分壓以及反應物與催化劑的實際接觸時間，對轉化率有較大影響。 氫油比的增大雖然能提高轉化率，保護催化劑，但也增加了循環(huán)氫量，即增加了動力消耗和操作費用。加氫的氫油比一般為400-600。 36空速空速是控制加氫深度的一個重要參數(shù)，指每小時每立方米催化劑所處理的原料體積數(shù)?？账俳档?，反應物與催化劑的接觸時間延長，精制深度加深，床層溫度上升，耗氫增加；但設計空速過低，反應容積利用率太低，降低了生產能力，增加了設備投資。 對柴油餾分空速一般控制為之間。 37其它TK-570主要成分：MoO3 NiO WO3加氫催

21、化劑38加氫精制工藝流程簡介1、反應部分原料油自罐區(qū)經罐區(qū)泵輸送至裝置，經原料自動反沖洗過濾器，濾去雜質后進入濾后原料緩沖罐（V201），再由反應進料泵，抽出升壓后，先與氫氣（新氫機出口的新氫及循環(huán)氫機出口的循環(huán)氫混合的氫氣）混合，經精制油與原料油換熱器換熱后，再經反應產物與混氫油換熱器換熱升溫至250，然后經反應進料加熱爐201加熱到300，自上而下流經加氫精制反應器R201，在反應器中，原料油和氫氣在催化劑作用下，進行加氫脫S、N、O，烯烴飽和等精制反應。從加氫精制反應器出來的反應產物330，經混氫油與反應產物換熱器后，再經反應產物與汽提塔進料換熱器后，冷卻到260，再進入反應產物空冷器后

22、，再進入反應產物水冷器后，冷到45左右進入高壓分離器V202進行油、水、氣三相分離，為了防止加氫反應生成的H2S和NH3，在低溫下生成銨鹽堵塞空冷器，在空冷器前注入除氧水，高分頂氣體即循環(huán)氫經循環(huán)氫K202升壓力與經新氫機下K201壓縮的新氫混合，返回到反應系統(tǒng)。從V202中底出來的液體減壓后進到低壓分離器V203，繼續(xù)行油氣分離，油相去脫硫汽提塔T201，氣體放火炬或去脫硫，高分底部的含硫污水出裝置。裝置的補充氫由焦化干氣制氫裝置生產的氫氣和氫氣卸車氫氣組成，經新氫壓縮機入口分液罐V206分液后進入新氫壓縮機K201，經四級升壓后與循環(huán)氫壓縮機K202出口的循環(huán)氫混合成為混合氫。39加氫精制

23、工藝流程簡介2、分餾部分低分油自V203出來進入低分油與反應產物換熱器升溫后，進入脫硫汽提塔T201的1、12、20層上，T201設有20層高效浮閥塔盤，塔底用經爐201過熱的蒸氣作汽提蒸汽，塔頂油氣依次經T201頂空冷器A202，T201頂水冷器L202，冷至40后進入T201頂回流罐V204進行油、水、氣三相分離，閃蒸出的氣體去脫硫，水相（含硫污水）出裝置，V204液相經T201頂回流泵升壓后，全部作為頂回流，T201頂由緩蝕劑泵從緩蝕劑罐V209抽出后注入緩蝕劑，T201底油在T201底液控調節(jié)閥控制下進入分餾塔T202的8、12、16層上，T202設有24層高效浮閥塔盤。T202頂油氣

24、經T202頂空冷器A203、T202頂水冷器L205冷至40后進入T202頂回罐V205，回流罐壓力通過調節(jié)閥放火炬控制，V205液相經T202頂回流泵升壓后，一部分作為分餾塔頂回流，另一部分作為產品（石腦油）送出裝置，V205分水包分出的含油污水去污水處理，T202塔底油一部分經T202底重沸爐泵，經重沸爐202加熱后返回T202，另一部分經精制油泵抽出后經精制油與原料油換熱器換熱后，進入精制柴油油空冷器A204冷卻后，進入柴油水冷器L203冷至不大于60后，再經精制柴油出裝置流控調節(jié)閥送入成品罐區(qū)。 40加氫主要設備加氫反應器、加熱爐、塔器、換熱器、空冷器、容器、壓縮機、原料油過濾器等 4

25、11、制氫的工藝原理 2、原料及產品3、制氫工藝流程4、制氫基本參數(shù)內容安排制氫裝置424344制氫工藝原理輕烴蒸汽轉化法制氫過程分為原料的凈化，烴蒸汽轉化，CO中溫度變換等工藝。原料凈化時原料氣在一定的溫度、氫氣壓力和空速條件下，借助加氫催化劑作用，把原料氣中硫化物、氯化物脫除，使原料氣含硫量降至，含氯量降至1PPm，以保護好后續(xù)催化劑的正常運行。當烴類蒸汽轉化的精制原料氣在一定壓力、溫度、空速、水碳比和催化劑作用下，烴和蒸汽進行反應，轉化成氣體氫和一氧化碳，同時伴生CO2和少量的殘余CH4.轉化氣進行中溫變換在一定的溫度、壓力、空速、水氣比和催化劑作用下，將CO與水反應生成氫氣和CO2.4

26、5轉化：制氫裝置采用烴-水蒸汽轉化法生產工業(yè)氫。轉化是整個制氫的核心部分。 轉化的實質是輕質烴類按一定的比例與水蒸汽混合后，在較高溫度條件下，在裝有轉化催化劑的轉化爐管中發(fā)生反應，使烴類轉化成氫氣及一氧化碳和二氧化碳，轉化反應是一種強吸熱反應。 CH4+H2OCO+3H2 吸熱 CH4+2H2OCO2+4H2 吸熱 CO+ H2O CO2+H2 放熱變換：轉化氣中除了目的產物氫氣外，還有大量的副產物一 氧化碳、二氧化碳及少量未轉化完的甲烷。轉化氣在一定的工藝條件下及變換催化劑的作用下，其一氧化碳將與轉化氣中的過剩水蒸汽發(fā)生如下變換反應： CO H2O = CO2 H2 變換后的結果是一來提高了

27、產氫率，二來將難以從轉化氣中分離的一氧化碳氣體轉變成了較易脫除的二氧化碳。烴類蒸汽轉化制氫過程分為轉化和變換兩個階段。46原料及產品原料焦化干氣、除鹽水產品氫氣重催干氣不能用作制氫原料47制氫工藝流程鈷鉬加氫轉化脫有機硫；脫氯；氧化鋅脫無機硫；烴類水蒸汽轉化；一氧化碳變換；PSA提純。制氫工藝過程可分為如下幾個步驟：48基本工藝流程49影響脫硫效果的主要因素 溫度、壓力、空速及催化劑活性的高低。 溫度：溫度高，反應速度快，有利于脫硫反應的進行，另外，提高操作溫度可以顯著地提高脫硫劑的硫容。壓力：壓力提高，反應速度增加，有利于氧化鋅脫硫?？账伲嚎账俳档?，反應時間長，有利于完全脫 硫；另外，降低空

28、速可提高脫硫劑的硫容量。50影響烴類轉化反應的主要因素如下 水碳比：提高水碳比，轉化出口氣體中甲烷的平衡濃度下降，即有利于轉化反應的進行。 溫度：因為轉化是強吸熱反應，所以無論是從化學平衡還是化學反應速度來講，提高溫度都會有利反應的進行。在實際生產中，溫度是轉化過程中常用的、行之有效的一種調節(jié)手段。 壓力：烴類轉化反應是體積增大的反應，壓力高將不利于反應的進行，但提高操作壓力能顯著提高裝置的生產能力。 空速：空速低時，反應停留時間長，會使反應進行得更加完全，烴類轉化率提高。另外，催化劑的性能，如活性、選擇性、抗結碳性、穩(wěn)定性、強度、壽命等，均可對轉化反應產生重要影響。51影響變換反應的因素 溫

29、度： 降低溫度反應平衡常數(shù)增大，有利于平衡向產物方向移動，但反應速度隨之減慢；溫度升高有利于提高反應速度，但對降低平衡CO含量不利。壓力：由于變換是一個等體積反應，壓力幾乎對反應不產生任何影響?？账偌捌麣獗龋嚎账偌捌麣獗仁芴幚砹考稗D化等過程的制約，故在生產過程中均不做為調節(jié)手段。變換過程的正常調節(jié)手段只有其溫度，一般在開工初期調到比較低的溫度，到生產末期適當提高溫度以補償催化劑活性下降。52PSA（變壓吸附）變壓吸附是對氣體混合物進行分離提純的工藝過程，該工藝是多孔性固體物質內部表面對氣體分子的物理吸附。混合氣體中的雜質組分在高壓具有較大的吸附能力，低壓下具有較小的吸附能力，就是利用這種原理吸

30、附劑吸附，解析達到循環(huán)吸附解析過程53制氫工藝流程簡介制氫裝置的主要部分組成。1、原料氣壓縮部分2、脫硫部分3、轉化部分4、中溫變換部分54制氫工藝流程簡介1、原料氣壓縮部分來自裝置外的焦化干氣進入原料油緩沖罐(V1001)，經原料氣壓縮機(C1001)升壓后進入原料預熱爐(F1001)，預熱至300進入脫硫部分。本裝置的備用原料為來自裝置外的石腦輕油，進入原料緩沖罐(V1009)，經原料泵升壓后與裝置外來的循環(huán)氫混合進料原料預熱爐(F1001)，預熱至380。 55制氫工藝流程簡介2、脫硫部分進入脫硫部分的原料氣，進入加氫反應器(R1001)，先在加氫催化劑的作用下，發(fā)生烯烴飽和反應同時發(fā)生有機硫轉化反應和有機氯的轉化反應，使有機硫轉化為無機硫，有機氯轉化為無機氯被脫除。然后在進入氧化鋅脫硫反應器(R1002A/B)，在此氧化鋅與硫化氫發(fā)生脫硫反應，脫除原料中的硫，精制后的氣體硫含量小于。 56制氫工藝流程簡介3、轉化部分精制后的原料氣在進入轉化爐(F1002)之前