【文章內(nèi)容簡介】 從而降低原料和燃料消耗；選用較低的水碳比（）進一步降低轉(zhuǎn)化爐的燃料消耗。在原料精制方面，由于焦化干氣中的烯烴飽和反應(yīng)放熱量較少，因此，烯烴飽和反應(yīng)器采用固定床加氫反應(yīng)器，以降低裝置投資。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。為了提高裝置操作的可靠性，確保裝置長周期安全運行，該裝置的催化劑選用國內(nèi)成熟可靠的催化劑。一氧化碳變換部分采用中溫變換流程，不采用低溫變換流程，以降低裝置改(2)(2) (2)(2)((2)(2)(2)(2)(2) (2)(2)((2)(2)(2)造投資，簡化制氫流程，縮短開工時間。采用 PSA 凈化工藝技術(shù)，簡化了制氫裝置流程，提高了氫氣質(zhì)量降低了裝置能耗。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)共用一臺汽水分離器） ，簡化了余熱回收流程，降低了單元投資。優(yōu)化換熱流程，合理利用余熱溫位，提高有效能效率?；厥展に嚴淠瑴p少除鹽水量。加氫部分技術(shù)特點：采用國內(nèi)成熟的加氫精制工藝技術(shù)，催化劑采用國產(chǎn)成熟加氫精制催化劑。反應(yīng)部分采用爐前混氫方案；生成油脫硫化氫塔采用直接吹汽法；催化劑的預(yù)硫化采用濕法硫化方案，催化劑再生采用器外再生。污水汽提單元采用單塔汽提、側(cè)線抽氨工藝技術(shù)。濾后原料緩沖罐、軟化水罐等采用氮氣保護，防上其與空氣接觸。為防止原料中固體雜質(zhì)帶入反應(yīng)床層，使催化劑結(jié)塊，造成壓降增加過快，采用了自動反沖洗過濾器。高壓換熱器采用雙殼程式換熱器，傳熱效率高、壓降低，減少設(shè)備臺數(shù)和占地面積。(2)(2) (2)(2)((2)(2)(2)(2)(2) (2)(2)((2)(2)(2)第二節(jié) 主要操作條件本裝置的主要操作條件如下：一、制氫部分加氫反應(yīng)器（R4001）入口溫度℃ 300出口溫度℃ 380入口壓力 Mpa(a) 出口壓力 Mpa(a) 加氫催化劑裝置 m3 氧化鋅脫硫反應(yīng)器（） 入口溫度℃ 370出口溫度℃ 360入口壓力 Mpa(a) 出口壓力 Mpa(a) 脫氯劑裝置 m3 2氧化鋅脫硫劑裝置 m3 2轉(zhuǎn)化爐輻射段(2)(2) (2)(2)((2)(2)(2)(2)(2) (2)(2)((2)(2)(2)入口溫度℃ 500出口溫度℃ 820入口壓力 Mpa(a) 出口壓力 Mpa(a) 水碳比 mol/mol 催化劑裝置 m3 中溫變換反應(yīng)器入口溫度℃ 360出口溫度℃ 入口壓力 Mpa(a) 出口壓力 Mpa(a) 空速（干）h 1 2198催化劑裝置 m3 PSA 序號 步驟 壓力 Mpa(G) 時間（S）1 吸附（A） 1802 一均降壓（E1D） → 30(2)(2) (2)(2)((2)(2)(2)(2)(2) (2)(2)((2)(2)(2)3 二均降壓（E2D） → 604 三均降壓（E3D） → 305 四均降壓（E4D） → 306 順放（P） → 307 逆放（D） → 308 沖洗（PP） 909 四均升壓（E4R） → 3010 三均升壓（E3R） → 3011 二均升壓（E2R） → 6012 一均升壓（E1R） → 3013 產(chǎn)品氫升壓（FR） → 60二、加氫部分反應(yīng)器催化劑 FH98 或 LH3產(chǎn)品規(guī)格 柴油 S＜390ppm冷高分入口氫分壓，Mpa (2)(2) (2)(2)((2)(2)(2)(2)(2) (2)(2)((2)(2)(2)進料量，t/h 體積空速，h 1 催化劑裝填量，m 3 上床層，m 3 下床層，m 3 流程編號 R2101設(shè)備名稱 加氫精制反應(yīng)器反應(yīng)器型式 固定床，熱壁介質(zhì)名稱 油氣、氫氣、硫化氫反應(yīng)溫度，℃ 初期 末期上床層：入口溫度 302 325出口溫度 345 366溫升 43 41下床層：入口溫度 337 358出口溫度 367 387溫升 30 29床層平均反應(yīng)溫度，℃ 344 364(2)(2) (2)(2)((2)(2)(2)(2)(2) (2)(2)((2)(2)(2)反應(yīng)器總溫升，℃ 73 70反應(yīng)器入口氫油比 400 400床層間冷氫量，Nm 3/h 2500 2500催化劑運轉(zhuǎn)周期≮2 年，催化劑總壽命≮6 年內(nèi)設(shè)兩個催化劑床層，一層冷氫盤，兩層分配盤高壓分離器操作壓力，Mpa（g） 操作溫度，℃ 45低壓分離器操作壓力，Mpa（a） 操作溫度，℃ 45新氫壓縮機入口溫度，℃ 40入口壓力，Mpa（a） 出口壓力，Mpa（a） 循環(huán)氫壓縮機入口溫度，℃ 45(2)(2) (2)(2)((2)(2)(2)(2)(2) (2)(2)((2)(2)(2)入口壓力，Mpa（a） 出口壓力，Mpa（a） 生成油脫硫化氫塔塔頂壓力 Mpa(a) 塔頂溫度，℃ 172進料溫度，℃ 265分餾塔塔頂壓力，Mpa（a） 進料溫度，℃ 207第三節(jié) 裝置工藝流程一、流程簡述制氫部分來自管網(wǎng)的焦化干氣進入原料氣緩沖罐（V4001） ，經(jīng)原料氣壓縮機（C4001）升壓后進入原料預(yù)熱爐（F4001） ，預(yù)熱至 300℃進入脫硫部分。備用原料為來自裝置外的輕石腦油，進入原料油緩沖罐（V4002） ，經(jīng)原料油(2)(2) (2)(2)((2)(2)(2)(2)(2) (2)(2)((2)(2)(2)泵升壓后與裝置外來的循環(huán)氫混合進入原料預(yù)熱爐（F4001） ，預(yù)熱至 380℃進入脫硫部分。加熱后的原料氣，進入加氫反應(yīng)器（R4001） ，先在加氫催化劑的作用下發(fā)生烯烴飽和反應(yīng)，同時發(fā)生有機硫轉(zhuǎn)化反應(yīng)和有機氯轉(zhuǎn)化反應(yīng)，使有機硫轉(zhuǎn)化為無機硫、有機氯轉(zhuǎn)化為無機氯。然后進入氧化鋅脫硫反應(yīng)器，在此氧化鋅與硫化氫發(fā)生脫硫反應(yīng)，脫除原料中的硫。精制后的氣體中硫含量小于 ，進入轉(zhuǎn)化部分。精制后的原料氣在進入轉(zhuǎn)化爐（F4002）之前，按水碳比 與 水蒸汽混合，再經(jīng)轉(zhuǎn)化爐對流段（原料預(yù)熱段）預(yù)熱至 500℃，由上集合管進入轉(zhuǎn)化爐輻射段。轉(zhuǎn)化爐管內(nèi)裝有轉(zhuǎn)化催化劑，在催化劑的作用下，原料氣與水蒸氣發(fā)生復(fù)雜的轉(zhuǎn)化反應(yīng)。整個反應(yīng)過程表現(xiàn)為強吸熱反應(yīng)，反應(yīng)所需的熱量由設(shè)在轉(zhuǎn)化爐頂部的氣體燃料燒嘴噴出的燃料燃燒來提供。出轉(zhuǎn)化爐的高溫轉(zhuǎn)化氣經(jīng)轉(zhuǎn)化氣蒸汽發(fā)生器（E4001）發(fā)生中壓蒸氣后，溫度降至 360~380℃，進入中溫變換。由轉(zhuǎn)化氣蒸汽發(fā)生器（E4001）來的 360~380℃轉(zhuǎn)化氣進入中溫變換反應(yīng)器（R4003） ，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%（干基）左右。中變氣經(jīng)鍋爐給水第二預(yù)熱器（E4002）預(yù)熱鍋爐給水，鍋爐給水第一預(yù)熱器（E4003）預(yù)熱鍋爐給水、除鹽水預(yù)熱器（E1004）預(yù)熱除鹽水回收大部分的(2)(2) (2)(2)((2)(2)(2)(2)(2) (2)(2)((2)(2)(2)余熱后，再經(jīng)中變氣水冷卻器（E4005）降溫至 40℃，并經(jīng)分水后進入 PSA。來自中溫變換部分的中變氣壓力 （G）溫度 40℃，自塔底進入吸附塔 T4101A~H 中正處于吸附工況的塔，在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 %的產(chǎn)品氫氣，經(jīng)壓力調(diào)節(jié)系統(tǒng)穩(wěn)壓后送出。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嗟拇蟛糠謿錃夥湃腠樂艢夤蓿ㄓ米饕院鬀_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。逆放解吸氣進入解吸氣緩沖罐（V4102） 。沖洗解吸氣進入解吸氣緩沖罐（V4103） ，然后經(jīng)調(diào)節(jié)閥調(diào)節(jié)混合后穩(wěn)定地送往造氣工段，用作燃氣。加氫部分原料油自管網(wǎng)來，過濾后進入濾后原料緩沖罐，再由反應(yīng)進料泵抽出升壓后，先與氫氣混合，再與加氫精制反應(yīng)產(chǎn)物進行換熱，然后經(jīng)加熱爐加熱至 310℃，自上而下流經(jīng)加氫精制反應(yīng)器。在反應(yīng)器中，原油和氫氣在催化劑作用下，進行加氫脫硫、脫氮、烯烴飽和等精制反應(yīng)。從加氫精制反應(yīng)器出來的反應(yīng)產(chǎn)物與混氫原料及低分油換熱后，再進入反應(yīng)(2)(2) (2)(2)((2)(2)(2)(2)(2) (2)(2)((2)(2)(2)產(chǎn)物空冷器，冷卻至 60℃左右進入反應(yīng)產(chǎn)物后冷器，冷至 45℃左右進入高壓分離器進行油、水、氣三相分離。為了防止加氫反應(yīng)生成的硫化氫和氨在低溫下生成銨鹽，堵塞空冷器，在空冷器前注入洗滌水。高壓分離器頂氣體經(jīng)循環(huán)壓縮機升壓后，與經(jīng)壓縮后的新氫混合，返回到反應(yīng)系統(tǒng)。從高壓分離器中部出來的液體生成油減壓后進到低壓分離器中，繼續(xù)分離出殘余的水。油相去分餾。從高壓分離器及低壓分離器底部出來的含硫含氨污水，送至污水汽提單元處理。低分油經(jīng)與反應(yīng)產(chǎn)物及柴油產(chǎn)品換熱后，進入生成油脫硫化氫塔。塔頂油氣經(jīng)空冷器、水冷器冷凝冷卻到 40℃，進入塔頂回流罐。液體作為塔回流。含硫氣體和低分氣一起送到延遲焦化裝置進行脫硫。從塔底出來的脫硫化氫油直接進入分餾塔。分餾塔頂油氣經(jīng)分餾塔空冷器和分餾塔頂后冷器冷凝冷卻到 40℃，進入塔頂回流罐，罐頂少量油氣至火柜系統(tǒng)，罐底輕石腦油用塔頂回流泵抽出，一部分作為回流打入分餾塔頂部，另一部分作為產(chǎn)品（石腦油）送出裝置。分餾塔底由分餾塔底重沸爐提供熱量，精制柴油從塔底抽出后，經(jīng)精制柴油泵升壓與低分油換熱后，再經(jīng)精制柴油空冷器、后冷器冷卻至 45℃，作為產(chǎn)品送(2)(2) (2)(2)((2)(2)(2)(2)(2) (2)(2)((2)(2)(2)出裝置。二、進出裝置的物料平衡制氫部分進出物料平衡表入 方 出 方序號物料數(shù)量(萬t/a)備注 序號 物料數(shù)量(萬 t/a)備注1234焦化干氣水蒸汽合計1234氫氣脫附氣合計用做燃料氣加氫部分進出物料平衡表(2)(2) (2)(2)((2)(2)(2)(2)(2) (2)(2)((2)(2)(2)入 方 出 方序號物料數(shù)量(萬 t/a)備注 序號 物料數(shù)量(萬 t/a)備注1234重催柴油氫氣合計1234精制柴油氣體損失合計用做燃料氣(2)(2) (2)(2)((2)(2)(2)(2)(2) (2)(2)((2)(2)(2)制氫和加氫總物料平衡進出物料平衡表入 方 出 方序號物料數(shù)量(萬 t/a)備注序號物料數(shù)量(萬 t/a)備注1 焦化干氣 1 脫附氣 用做燃料氣2 水蒸汽 234 重催柴油 4 精制柴油 5 5 氣體 用做燃料氣6 6 損失 合計 (2)(2) (2)(2)((2)(2)(2)(2)(2) (2)(2)((2)(2)(2)第四節(jié) 自控水平一、自控水平裝置改造將采用新一代的集散型控制系統(tǒng)（DCS） ，為全面監(jiān)視和控制全裝置的檢測點和控制點，保證裝置的平穩(wěn)操作和安全生產(chǎn)，并發(fā)揮 DCS 系統(tǒng)的優(yōu)勢，裝置所有遠傳的過程信號都將送入 DCS 系統(tǒng)中；這些信號經(jīng)過處理將分別用于實時控制、實時顯示報警、并生成各種生產(chǎn)和管理用的記錄和報表。在設(shè)計 DCS 系統(tǒng)的配置時，將充分考慮其硬件、軟件的可靠性、主流型和先進性、以及系統(tǒng)的可擴展性、網(wǎng)絡(luò)開放性，網(wǎng)絡(luò)通訊的硬件平臺及其相應(yīng)接口，使采用的 DCS 系統(tǒng)能適應(yīng)現(xiàn)階段的要求。根據(jù)國內(nèi)外儀表生產(chǎn)及應(yīng)用狀況，所設(shè)置的自動控制系統(tǒng)按達到國內(nèi)外同類型工程目前的先進水平考慮，以實現(xiàn)集中控制、平穩(wěn)操作、安全生產(chǎn)、強化管理，并實施先進控制和優(yōu)化控制策