【正文】 、管子執(zhí)。 管道器材選用 原則 、執(zhí)行《石油化工企業(yè)管道設(shè)計器材選用通則》 SH305994。 設(shè)備檢修與維護(hù) 除在設(shè)備平面布置中充分考慮其檢修場地和檢修通道外，還采取如下措施： 、壓縮機(jī)設(shè)有專用的防爆起重機(jī) 汽柴油加制氫聯(lián)合裝置可行性研究報告 第 36 頁 共 107 頁 、加氫反應(yīng)器頂部設(shè)有電動葫蘆，用于起吊較重的反應(yīng)器頭蓋及反應(yīng)器內(nèi)構(gòu)件、催化劑料斗。 、加熱爐設(shè)在裝置全年最小風(fēng)頻的下風(fēng)向。 、裝置內(nèi)設(shè)變配電間和中控室。 、壓縮機(jī)廠房采用半敞開式布置（即采用壓縮機(jī)棚 ）。 、充分考慮設(shè)備的檢修和催化劑、吸附劑的裝卸場地。同時，高壓設(shè)備集中布置，從而有效地縮短了昂貴的高壓管道長度，并減少了高壓系統(tǒng)的管道阻力降。流程式布置可減少工藝管道的交叉來往，既減少了基建投資，又減少了介質(zhì)在管道內(nèi)的阻力降。 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》 GB5016092（ 1999 年局部修訂） 《爆炸和火災(zāi)危險環(huán)境電力裝置設(shè)計規(guī)范》 GB5005892 《石油化工企業(yè)建筑設(shè)計規(guī)范》 SHJ1790（ 1995 年局部修訂） 《石油化工企業(yè)工藝裝置設(shè)備平面布置設(shè)計通則》 SHJ1189 平面布置的原則和特點(diǎn) 、遵守國家的有關(guān)法規(guī)和規(guī)范 。 各吸附塔的工作過程與 A 塔均完 全相同，只是在時間上互相錯開吸附時間的一半， 8 個塔交替吸附即可實(shí)現(xiàn)連續(xù)分離提純氫氣的目的。 13? 產(chǎn)品氣升壓過程 經(jīng)連續(xù)四次均壓升壓過程后， A 塔壓力已升至 左右 ,這時用產(chǎn)品氫對吸附塔進(jìn)行最后的升壓，直到使其達(dá)到吸附壓力。 12）一均升壓過程。 11）二均升壓過程。 10）三均升壓過程。 9）四均升壓過程。 8? 沖洗過程 逆著吸附方向，用順放氣罐中的氣體經(jīng)程控閥和調(diào)節(jié)閥對吸附塔進(jìn)行沖洗。 7? 逆放過程 順放過程結(jié)束后， A 塔壓力已降至 左右 ,這時 ,雜質(zhì)已開始從吸附劑中解吸出來，于是打開逆放程控閥，逆著吸附方向?qū)⑽剿毫抵? 左右。直到兩塔的壓力基本相等時， 結(jié)束四均降壓過程。 5）四均降壓過程。 二均降壓結(jié)束后， A 塔又通過程控閥與剛完成四均升步驟的 F 塔相連進(jìn)行均壓，這時 A塔死空間內(nèi)的高壓氫氣就接著均入 F 塔，得以繼續(xù)回收。直到兩塔的壓力基本相等時，結(jié)束二均降壓過程。 3）二均降壓過程。 2）一均降壓過程。 PSA 部分的具體工作過程如下：（以 A塔為例敘述） 1) 吸附過程 原料氣自塔底進(jìn)入吸附塔 A，在吸附壓力下，選擇吸附所有雜質(zhì)，不被吸附的氫氣作為產(chǎn)品從塔頂排出。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?(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。 （ 6） PSA 部分 來自變換部分的中變氣， 自塔底進(jìn)入吸附塔 A～ H 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 ?的產(chǎn)品氫氣，經(jīng)壓力調(diào)節(jié)系統(tǒng)穩(wěn)壓后送出界區(qū)。 鍋爐水通過自然循環(huán)的方式分別經(jīng)過轉(zhuǎn)化爐產(chǎn)汽段、轉(zhuǎn)化氣蒸汽發(fā)生器產(chǎn)生 的蒸汽。除氧器所需的蒸汽由裝置自產(chǎn)水蒸氣提供。中變氣經(jīng)過鍋爐給水換熱器、脫鹽水預(yù)熱器進(jìn)行熱交 換回收部分余熱后，再經(jīng)中變氣空冷器、中變氣水冷卻器冷卻至 40℃，經(jīng)分水后進(jìn)入 PSA 部分。反應(yīng)過程所需熱量由轉(zhuǎn)化爐頂部的氣體燃料燒嘴提供，出轉(zhuǎn)化爐 820℃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 360℃，進(jìn)入中溫變換部分。 而輕石腦油，由于其組成較為復(fù)雜，有烷烴、環(huán)烷烴、芳烴等，因此，除上述反應(yīng)外，在不同的催化床層，還發(fā)生高級烴的熱裂解、催化裂解、脫氫、加氫、積炭、氧化、變換、甲烷化等反應(yīng)，最終產(chǎn)品氣組成仍由反應(yīng)② ③平衡決定。在催化劑的作用下，發(fā)生復(fù)雜的水蒸汽轉(zhuǎn)化反應(yīng)，從而生產(chǎn)出氫氣、甲烷、一氧化碳、二氧化碳和水的平衡混合物。脫除硫化氫后的氣體硫含量小于 ，烯烴含量小于≤ 1%，進(jìn)入轉(zhuǎn)化部分。 (2)脫硫部分 進(jìn)入脫硫部分的原料氣經(jīng)原料預(yù)熱爐予熱升 溫至 300℃左右，進(jìn)入絕熱加氫反應(yīng)器發(fā)生烯烴飽和以及有機(jī)硫轉(zhuǎn)化反應(yīng)，使原料氣的溫度升高到 380℃，然后進(jìn)入氧化鋅脫硫反應(yīng)器。 二、工藝操作條件 絕熱加氫反應(yīng)器 入口溫度℃ 250 出口溫度℃ 380 入口壓力 MPa(a) 出口壓力 MPa(a) 加氫催化劑裝量 m3 氧化鋅脫硫反應(yīng)器 入口溫度℃ 380 出口溫度℃ 360 入口壓力 MPa(abs) 出口壓力 MPa(abs) 汽柴油加制氫聯(lián)合裝置可行性研究報告 第 28 頁 共 107 頁 氧化鋅脫硫劑裝量 m3 2 脫氯劑裝量 m3 2 轉(zhuǎn)化爐輻射段 入口溫度℃ 500 出口溫度℃ 820 入口壓力 MPa(a) 出口壓力 MPa(a) 碳空速 h－ 1 970 水碳比 mol/mol 催化劑裝量 m3 中溫變換反應(yīng)器 入口溫度℃ 360 出口溫度℃ 422 入口壓力 MPa(a) 出口壓力 MPa(a) 空速 (干 ) h－ 1 1753 催化劑裝量 m3 PSA 部分 序號 步驟 壓力 (Mpa) (G) 時間 （ S） (秒 ) 1 吸附 (A) 180 2 一均降壓 (E1D) ? 30 3 二均降壓 (E2D) ? 60 4 三均降壓 (E3D) ? 30 5 四均降壓 (E4D) ? 30 6 順放 (P) ? 30 7 逆放 (D) ? 30 8 沖洗 (PP) 90 9 四均升壓 (E4R) ? 30 汽柴油加制氫聯(lián)合裝置可行性研究報告 第 29 頁 共 107 頁 10 三均升壓 (E3R) ? 30 11 二均升壓 (E2R) ? 60 12 一均升壓 (E1R) ? 30 13 產(chǎn)品氫升壓 (FR) ? 60 三、工藝流程簡述 (1)進(jìn)料系統(tǒng) 由裝置外來的焦化干氣 和催化干氣 進(jìn)入原料氣緩沖罐，經(jīng)過原料氣壓縮機(jī)壓縮后進(jìn)入原料氣脫硫部分。 、 PSA 程序控制閥是變壓吸附裝置的關(guān)鍵設(shè)備。 、變壓吸附工藝過程采用 DCS 控制系統(tǒng)，具有運(yùn)轉(zhuǎn)平穩(wěn)，操作可靠的特點(diǎn)。 、本方案較傳統(tǒng)流程多一次均壓過程，可更有效地回收產(chǎn)品氫氣，提高了產(chǎn)品氫回收率。 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。這樣既保護(hù)了環(huán)境，又減少了脫鹽水用量。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)。 ⑷ 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。 ⑵ 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。 ⑴ 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)生中壓蒸汽，并過熱到 450℃。 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。 為了提高裝置的可靠性，確保裝置長周期安全運(yùn)行，轉(zhuǎn)化催化劑選用國內(nèi)研制生產(chǎn)的蒸汽轉(zhuǎn)化催化劑。 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。催化劑預(yù)硫化結(jié)束后，硫化油通過不合格油線退出裝置。 ㈢ 公用工程部分 催化劑預(yù)硫化流程 為了提高催化劑活性，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。油相經(jīng)穩(wěn)定塔頂回流泵升壓后分兩路，一路作為塔汽柴油加制氫聯(lián)合裝置可行性研究報告 第 25 頁 共 107 頁 頂回流，另一路作為輕 石腦 油出裝置由工廠系統(tǒng)處理。閃蒸出的氣體排至燃料氣管網(wǎng)。 （ 2）汽油穩(wěn)定系統(tǒng) 從分餾塔頂回流罐來的粗汽油經(jīng)粗汽油 /穩(wěn)定汽油換熱后進(jìn)入汽油穩(wěn)定塔。緩蝕劑自緩蝕劑罐經(jīng)緩蝕劑泵注入塔頂管道。閃蒸出的氣體 和穩(wěn)定塔頂出來含硫氣體混合出裝置 ；含硫含 氨污水與高分污水一起送出裝置；油相經(jīng)分餾塔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。 裝置的補(bǔ)充氫由裝置外來，經(jīng)新氫壓縮機(jī)入口分液罐分液后進(jìn)入新氫壓縮機(jī)，升壓后與循環(huán)氫壓縮機(jī)出口的循環(huán)氫混合后成為混合氫。在低壓分離器中，加氫生成油進(jìn)行閃蒸分離。 在高壓分離器中，反應(yīng)流出物進(jìn)行氣、油、水三相分離，頂部出來的循環(huán)氫 進(jìn)入循環(huán)氫脫硫塔入口分液罐，然后進(jìn)入循環(huán)氫脫硫塔用 MDEA 溶液脫除硫化氫 進(jìn)入循環(huán)氫壓縮機(jī)入口分液罐，分液后進(jìn)入循環(huán)氫壓縮機(jī)升壓，然后分兩路：一路作為急冷氫去反應(yīng)器控制反應(yīng)器床層溫升；一路與來自新氫壓縮機(jī)出口的新氫混合成為混合氫。 反應(yīng)流出物經(jīng)反應(yīng)流出物 /混合進(jìn)料換熱器、反應(yīng)流出物 /低分油換熱器、反應(yīng)流汽柴油加制氫聯(lián)合裝置可行性研究報告 第 24 頁 共 107 頁 出物 /原料油換熱器分別與 混合進(jìn)料、低分油和原料油換熱，經(jīng)反應(yīng)流出物空冷器冷卻至 50℃后進(jìn)入高壓分離器。經(jīng)原料油泵升壓后，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)流出物 /混合進(jìn)料換熱器，然后進(jìn)入反應(yīng)進(jìn)料加熱爐。 柴油產(chǎn)品進(jìn)空冷器溫度盡可能低， 提高加熱爐入口溫度，減小加熱爐負(fù)荷，降低裝置能耗。 由于原料油的含硫量較高，采用循環(huán)氫脫硫技術(shù)脫除系統(tǒng)的硫化氫；輕石腦油采用堿洗工藝以保證輕石腦油的質(zhì)量要求。 催化劑預(yù)硫化采用液相硫化方法。 氫氣和原料油在反應(yīng)流出物 /反應(yīng)進(jìn)料換熱器前混合，與反應(yīng)流出物換熱后進(jìn)加熱爐加熱至反應(yīng)溫度，這樣可以提高換熱器的傳熱效率和減輕加熱爐管內(nèi)的結(jié)焦程度。 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。 綜上所述，本報告推薦采用 ZZ 公司開發(fā)的 PSA 凈化工藝及成套設(shè)備（包括吸附劑、吸附器、控制系統(tǒng)、液壓系統(tǒng)、專利程控閥等）。 1995 年成都 ZZ 公司在 XX石化公司 6 104m3n/h 大型 PSA 裝置投標(biāo)中，以“投資低、技術(shù)與 YY 公司相當(dāng)”的絕對優(yōu)勢擊敗 YY 公司和國內(nèi)競爭單位，一舉中標(biāo)。 ④投資低。 ③變壓吸附工藝過程采用 DCS 控制系統(tǒng)，具有運(yùn)轉(zhuǎn)平穩(wěn)，操作可靠的特點(diǎn)。其 PSA 技術(shù)的優(yōu)點(diǎn)如下： ①氫回收率較高，可達(dá) 90％以上 汽柴油加制氫聯(lián)合裝置可行性研究報告 第 22 頁 共 107 頁 ② PSA 程序控制閥是變壓吸附裝置的關(guān)鍵設(shè)備。 國內(nèi)開展 PSA 凈化工藝的研究已有十 幾年的歷史，并在吸附劑研制、工藝技術(shù)、程序控制等方面獲得較大進(jìn)展，已在石油化工廠、煉油廠中建成了許多套 PSA 氫回收裝置。所以，本方案推薦采用 PSA 凈化法。 由于本裝置的原料氣的價格和燃料氣的價格一樣，因此采用 PSA 工藝的氫氣成本要比采用化學(xué) 吸收法工藝的氫氣成本低。差價越大、采用化學(xué)凈化法工藝技術(shù)越經(jīng)濟(jì)。 兩種凈化方法的選擇主要取決于原料和燃料價格及技術(shù)經(jīng)濟(jì)比較結(jié)果。 411 兩種制氫工藝特點(diǎn)比較 序號 項目 化學(xué)凈化法 PSA 法 1 工業(yè)氫純度 (mol%) 96 2 流程情況 較復(fù)雜 較簡單 3 原料耗量 ～ 4 燃料耗量 ～ 汽柴油加制氫聯(lián)合裝置可行性研究報告 第 21 頁 共 107 頁 5 綜合能耗 6 工程投資 ～ 7 供氫壓力， MPa(G) 從表中可以看出，化學(xué)凈化法流程具有原料消耗低、工程投資低的優(yōu)點(diǎn)，但工藝流程復(fù)雜、能耗較高、生產(chǎn)的工業(yè)氫純度低； PSA 凈化流程，盡管其原料消耗高、投資稍高，但其能耗低、工藝流程簡單、開停工方便、工業(yè)氫純度高、供 氫壓力高。兩種流程在國內(nèi)均已有成功的操作經(jīng)驗(yàn)。 國內(nèi)早期建設(shè)的制氫裝置均采用化學(xué)凈化法。因此，根據(jù)貴公司的燃料、原料和公用工程的價格情況，并考慮到制氫裝置供氫的可靠性和靈活性，在權(quán)衡 利弊后，本報告推薦方案中不設(shè)一氧化碳低溫變換部分。同時由于低溫變換催化劑要求較長的還原時間，而使裝置開工時間延長 5天左右。 對于貴公司而言，由于裝置燃料與原料相同，價格基本一致。同時投資增加。增加低溫變換反應(yīng)部分后，由于變換率 提高，原料耗量將下降，外輸蒸汽增加。 根據(jù)目前轉(zhuǎn)化爐管和催化劑性能水平，綜合考慮原料種類、性質(zhì)、消耗，催化劑壽命、裝置投資等因素，對轉(zhuǎn)