30万吨/年加氢精制及制氢联合装置初步技术方案Zhejiang Meiyang International Petrochemical Pharmaceutical Engineering Design CO.,LTD.2008年9月21日目录第一节工程简述及设计原则 (2)第二节装置规模、原料及产品方案 (3)第三节工艺技术方案及流程简述 (5)第四节装置平面布置 (15)第五节公用工程消耗 (16)第六节投资估算 (18)第七节技术保证 (19)第一节工程简述及设计原则一、工程简述xx公司拟建设30万吨/年汽柴油加氢精制装置，原料组成为15万吨/年催化柴油，11～12万吨/年焦化柴油，3～4万吨/年焦化汽油，根据加氢精制装置的生产规模及产品方案，需配套5000m3n/h制氢装置。

（年操作时数为8000小时）。

二、设计范围及原则1、30万吨/年汽柴油加氢精制装置、5000m3n/h制氢装置按联合装置布置，制氢装置只为汽柴油加氢精制装置供氢。

设计范围为联合装置边界线以内，主要内容包括：加氢的反应、分馏部分，制氢的转化造气、变换和PSA部分，以及联合装置的变配电室和中心控制室。

加氢精制装置的含硫气体送至催化的产品精制装置与催化干气一起脱硫。

脱硫后的气体作为制氢装置的主原料，石脑油作为辅助原料。

2、加氢精制装置的目的以脱硫、脱氮和烯烃饱和为主，不考虑加氢改质。

采用国内催化剂、设备和工艺技术。

3、制氢装置造气单元采用催化干气蒸汽转化制氢专有技术；净化单元采用国内变压吸附（PSA）技术。

4、按年开工8000小时计算小时加工量。

5、严格执行国家有关工程建设质量管理法规，确保装置安全、稳定、长周期运行，减少维护维修的工作量，从而提高整体的经济效益。

6、认真贯彻国家关于环境保护和劳动保护的法规和要求。

认真贯彻安全第一预防为主的指导思想。

对生产中易燃易爆有毒有害物质设置必要的防范措施。

三废排放要符合国家现行有关标准和法规。

7、装置工艺过程控制采用DCS，以提高装置的自动化水平。

8、为节约外汇，主要设备和材料均立足于国内供货。

第二节装置规模、原料及产品方案一、加氢精制装置1、生产规模及实际加工量生产规模为：30万吨/年。

其实际加工量应为：30万吨/年。

2、原料组成催化柴油 15万吨/年；焦化柴油 11～12万吨/年；焦化汽油 3～4万吨/年。

3、燃料以脱硫气体为燃料，不考虑使用重质燃料油。

4、产品方案以脱硫、脱氮和烯烃饱和为主，不考虑加氢改质。

生产低硫、低氮、安定性较好的汽、柴油调和组分。

二、制氢装置1、生产规模及实际加工量根据加氢精制装置的生产规模及产品方案，制氢装置的实际产氢量应为：0.30~0.36万吨/年。

其生产规模应确定为：5000m3n/h工业氢。

（年操作时数为8000小时）。

2、原料以脱硫后的催化干气、加氢干气（或焦化干气）等气体作为制氢装置的主原料，石脑油作为辅助原料。

原来的规格要求如下：脱硫气体：总硫含量< 50ppm。

石脑油：烯烃<1%mol，芳烃含量<13%，环烷烃<36％，干点<180℃，总硫含量< 100ppm。

3、燃料装置正常生产时，燃料主要由PSA的解吸气提供，不足部分由脱硫气体补充。

4、产品方案装置主要产品为工业氢,副产的变压吸附（PSA）解吸气作为转化炉的燃料。

工业氢规格：组成：组分 V％H2 ≥99.99CH4≤5ppmCO ≤10PPmCO2 ≤5PPmH2O ≤10PPm∑100.00第三节工艺技术方案及流程简述一、加氢精制装置(一)工艺技术方案根据原料的组成，焦化汽油的量较少，不宜单独进料，因此考虑采用与柴油混合进料的加工方式，有利于降低装置的投资。

汽柴油加氢精制的工艺和工程技术非常成熟，其核心是加氢精制催化剂。

目前，北京石油化工科学研究院和抚顺石油化工研究院分别开发了各自的加氢精制技术和加氢精制催化剂RN-1或RN-10和FH-5A或FH-98，采用上述加氢精制技术可以提高原料储存安定性及热安定性，同时可少量提高十六烷值（1-3个单位），降低硫含量。

FH-98与参比剂-2、参比剂-3加氢活性比较**推荐加氢精制催化剂为FH-98，以取得高收率。

操作条件如下：反应器主要操作条件* 精制段温度根据原料量及氮含量变化调整。

所采用技术方案的特点如下：1、采用国产催化剂：采用抚顺石油化工科学研究院的FH-5A或FH-98或北京石油化工科学研究院RN-10或其他性能相当的国产催化剂。

催化剂再生按器内再生考虑。

2、氢气和原料油混合后与反应流出物换热以提高换热器的传热效率，然后经加热炉升温，以降低原料油在加热炉炉管内的结焦程度。

3、采用技术成熟的双壳程换热器，提高换热器传热效率。

4、装置内原料油缓冲罐采用燃料气保护，使原料油与空气隔离，控制原料油氧含量，减轻高温部位结焦程度。

5、采用热壁型式和新型内部构件的反应器，使进入催化剂床层的物流分配和催化剂床层的径向温度分布均匀。

6、采用三相（油、气、水）分离的立式高压分离器。

7、在反应流出物空冷器上游侧设置软化水注入点，以防止低温部位铵盐析出。

8、柴油汽提塔采用水蒸汽汽提，塔顶设注缓蚀剂设施，以减轻塔顶流出物中硫化氢对汽提塔顶系统的腐蚀。

9、为了充分利用热量，减少高压换热器台数，设计考虑汽提塔进料先与汽提塔底柴油换热，然后再与反应流出物换热至入塔温度。

10、新氢压缩机和循环氢压缩机均采用电动往复式，各设一台备机。

11、催化剂预硫化采用气相硫化方法。

催化剂再生采用氮气-空气循环再生方式，并设置相应设施。

12、再生过程的注碱系统采用碱液循环流程，降低碱耗，减少污染。

(二) 工艺流程简述1、反应部分自罐区来的四路原料油在原料油缓冲罐液面和流量控制下，通过原料油过滤器除去原料中大于25微米的颗粒后，进入原料油缓冲罐，原料油缓冲罐用燃料气气封。

自原料油缓冲罐来的原料油经加氢进料泵增压后，在流量控制下，经反应流出物/原料油换热器换热后，与混合氢混合进入反应流出物/反应进料换热器，然后经反应进料加热炉加热至反应所需温度，进入加氢精制反应器。

该反应器设置两个催化剂床层，床层间设有注急冷氢设施。

自加氢精制反应器出来的反应流出物经反应流出物/反应进料换热器、反应流出物/低分油换热器、反应流出物/原料油换热器依次与反应进料、低分油、原料油换热，然后经反应流出物空冷器及水冷器冷却至45℃，进入高压分离器。

为了防止反应流出物中的铵盐在低温部位析出，通过注水泵将脱氧水注到反应流出物空冷器上游侧的管道中。

冷却后的反应流出物在高压分离器中进行油、气、水三相分离。

高分气(循环氢)经循环氢压缩机入口分液罐分液后，进入循环氢压缩机升压，然后分两路：一路作为急冷氢进反应器；一路与来自新氢压缩机的新氢混合，混合氢与原料油混合作为反应进料。

含硫、含氨污水自高压分离器底部排出至酸性水汽提装置处理。

高分油相在液位控制下经减压调节阀进入低压分离器，其闪蒸气体排至工厂燃料气管网。

低分油经精制柴油/低分油换热器和反应流出物/低分油换热器分别与精制柴油、反应流出物换热后进入柴油汽提塔。

入塔温度用反应流出物/低分油换热器旁路调节控制。

新氢经新氢压缩机入口分液罐经分液后进入新氢压缩机，经两级升压后与循环氢混合。

2、分馏部分从反应部分来的低分油经精制柴油/低分油换热器、反应流出物/低分油换热器换热至275℃左右进入柴油汽提塔。

塔底用1.0MPa过热蒸汽汽提，塔顶油气经汽提塔顶空冷器和汽提塔顶后冷器冷凝冷却至40℃，进入汽提塔顶回流罐进行气、油、水三相分离。

闪蒸出的气体排至燃料气管网。

含硫含氨污水与高分污水一起送出装置。

油相经汽提塔顶回流泵升压后一部分作为塔顶回流，一部分作为粗汽油去稳定塔。

从汽提塔顶回流罐来的粗汽油经稳定汽油（精制石脑油）/粗汽油换热后进入汽油稳定塔。

稳定塔底用精制柴油作稳定塔重沸器热源，稳定塔塔顶油气经稳定塔顶水冷器冷凝冷却至40℃，进入稳定塔顶回流罐进行气、油、水三相分离。

闪蒸出的气体排至燃料气管网。

含硫含氨污水与高分污水一起送出装置。

油相经汽提塔顶回流泵升压后作为塔顶回流。

为了抑制硫化氢对塔顶管道和冷换设备的腐蚀，在塔顶管道采用注入缓蚀剂措施。

缓蚀剂自缓蚀剂罐经缓蚀剂泵注入塔顶管道。

塔底精制柴油经柴油泵增压后与低分油换热至80℃左右,然后进入柴油空冷器冷却至50℃，经柴油脱水罐脱水后出装置。

3、催化剂预硫化流程为了使催化剂具有活性，新鲜的或再生后的催化剂在使用前都必须进行预硫化。

本设计采用气相硫化方法，硫化剂为二甲基二硫化物（DMDS）。

催化剂硫化前先用硫化剂泵把DMDS抽入硫化剂罐中。

硫化时，系统内氢气经循环氢压缩机按正常操作路线进行循环。

DMDS自硫化剂罐来，经计量后与来自反应流出物/反应进料换热器的氢气混合后，进入反应进料加热炉，按催化剂预硫化升温曲线的要求升温，通过反应器中催化剂床层进行预硫化。

自反应器来的流出物经换热器和空冷器冷却后进入高压分离器进行分离。

气体自高压分离器顶部排出，大部分进入循环机进行循环，小部分排至装置外。

催化剂预硫化过程中产生的水从高压分离器底部间断排出。

4、催化剂再生流程催化剂在运转过程中将逐渐失去活性，为了使失活的催化剂恢复活性，本装置设置了催化剂器内再生设施，催化剂再生采用氮气－空气循环再生方法。

催化剂再生时，反应系统充入氮气，由循环机进行循环，催化剂再生烧焦过程中所需的非净化压缩空气由新氢压缩机供给。

催化剂再生流程中采用了注氨、注碱措施。

液氨由液氨罐经液氨泵升压后注入到反应器出口管道中。

新鲜碱液由槽车经注碱泵升压后注入到混合器上游侧。

碱液与再生气经混合器充分混合后进入高压分离器。

高压分离器气体一部分排入大气，大部分在反应系统内部进行循环。

高压分离器底部碱液一部分作为废碱液经减压后送出装置。

另一部分碱液经碱液循环泵与碱液泵出口新鲜碱液混合进行碱液循环。

附图1 加氢装置反应部分工艺流程图。

附图2 加氢装置分馏部分工艺流程图。

二、制氢装置(一)工艺技术方案以轻烃为原料制取工业氢，国内外均认为蒸汽转化法为最佳方案。

经过多年的生产实践，目前已积累了许多成功的工程设计与操作经验。

该装置亦采用蒸汽转化法制氢。

轻烃蒸汽转化制氢装置所配套的净化工艺主要可分为两种，即化学净化法（常规净化法）和变压吸附净化法（PSA净化法）。

由于以催化干气为原料，其中有较多的惰性气体，为保证氢气产品的纯度，该装置须采用变压吸附净化法（PSA净化法）。

典型的催化干气组成如下：主要工艺过程操作条件1、加氢反应器管程壳程介质原料气热载体入口温度℃ 250 250出口温度℃ 380 350入口压力MPa(abs) 3.20 0.6出口压力MPa(abs) 3.18 0.65 加氢催化剂装量 m3 42、脱硫反应器入口温度℃ 370出口温度℃ 360入口压力MPa(abs) 3.17出口压力MPa(abs) 3.15脱硫剂装量m3 5.03、转化炉辐射段入口温度℃ 500出口温度℃ 820入口压力MPa(abs) 3.0出口压力MPa(abs) 2.75碳空速h-1 862水碳比 mol/mol 3.5催化剂装量m3 2.44、中温变换反应器入口温度℃ 360出口温度℃ 415入口压力MPa(abs) 2.72出口压力MPa(abs) 2.70空速（干） h-1 2400催化剂装量m3 3.15、PSA单元操作条件入口温度℃ 40入口压力MPa(G) 2.5产氢压力MPa(G) 2.4主要工艺技术特点1、采用催化干气作为装置原料，和轻石脑油作为制氢装置的原料相比，提高了原料产氢率，降低了原料和燃料消耗。