轻油干气制氢装置操作规程.doc

第一章 装置概况第一节 装置简介一、设计原则 1、4000m3nh制氢以催化干气为原料(备用原料为轻石脑油)，生产规模为4000m3nh 工业氢，年开工8400小时。 2、本装置采用PSA净化工艺流程，其中造气单元采用先进的轻烃蒸汽转化工艺路线；变压吸附(PSA)单元采用成都华西化工研究所的专有技术。 3、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。 4、装置工艺过程控制采用集散型控制系统(DCS)，以提高装置的运转可靠性。 5、为节约外汇，主要设备和材料均立足于国内供货。二、单元概况 l、单元概况 4000m3nh制氢与加氢精制组成加氢精制单元，该单元与催化裂化(含产品精制)等组成联合装置，共用中心控制室、变配电所及公用工程系统。 2、单元组成 原料气净化转化中温变换PSA工业氢 。 3、生产规模 装置公称规模为4000m3nh工业氢。年开工时数为8400小时。第二节 制氢装置特点 本设计借鉴国内外制氢装置及大型合成氨装置的设计和生产经验，采用我公司设计制氢装置30多年的经验和成果，选用国内研制成功的新型催化剂和先进的工艺流程及设备，显著地降低生产成本和能耗，提高了装置运转的可靠性。 1、造气部分 11、采用催化干气作为装置原料，提高了原料产氢率，降低了装置生产成本。备用原料为直馏组份的轻石脑油。 12、优化装置设计，合理选择工艺参数，采用较高的转化入口温度(500)和出口温度(840)，增加转化深度，提高单位原料的产氢率，从而降低原料和燃料消耗；选用较低的水碳比(35)，进一步降低转化炉的燃料消耗。 13、为解决原料气中烯烃含量过高的问题，制氢部分增加变温反应器(烯烃饱和)及导热油管外循环取热的工艺流程，不仅保证后面工序正常操作，而且采用导热油作为取热介质，增加了原料温度调节的灵活性。 .6、氧化锌脱硫反应器设置两台，即可串联又可并联，可使氧化锌的利用率达到100，并可实现不停工更换脱硫剂。 15、在原料气的预热方面，采用开工加热炉和原料预热炉二合一的方案。不仅增加了原料预热温度调节的灵活性，又增加了中压蒸汽的产量。 16、为了提高装置的可靠性，确保装置长周期安全运行，制氢装置的催化剂选用国内成熟可靠的催化剂。其中转化催化剂选用齐鲁化工研究院研制生产的新型转化催化剂Z417Z418，其比表面积较大且可较大降低转化炉的压降。 17、一氧化碳变换部分采用中温变换流程，不采用低温变换流程；以降低装置投资，简化制氢流程，缩短开工时间。 18、采用三合一的产汽流程(即烟道气、转化气、中变气的产汽系统共用一台汽水分离器)，简化了余热吸收流程，降低了装置投资。 19、优化换热流程，合理利用余热温位，提高有效能效率。 利用转化炉烟道气高温位余热预热原料气，利用烟道气和转化气的高温位余热发生35MPa 中压蒸汽。所产蒸汽一部分作为工艺用汽，多余部分外输至全厂蒸汽管网。 利用中变气高温位余热预热锅炉给水，以增加中压蒸汽产量。 提高燃烧空气预热温度(320)，降低转化炉的燃料用量。 在维持合理传热温差的前提下，降低排烟温度，提高转化炉、原料预热炉的热效率，以降低燃料消耗。 110、回收工艺冷凝水，减少脱盐水量。 在中变气冷却过程中，产生大量的冷凝水。水中除含有微量C02、有机物外，金属离子含量很低(005006ppm)。这部分酸性水如直接排放，将会污染环境或增加污水处理场负担。国内外对该部分酸性水的综合治理均十分重视。近年来投产的制氢装置，都将这部分酸性水汽提脱除C02等杂质后，再经除氧作为锅炉给水的补充水。本设计采用了这一先进成熟的回收技术，工艺冷凝水经汽提后直接送至热工系统的除氧器，除氧后作为锅炉给水。这样，既保护了环境，又减少了脱盐水用量。 11 l、采用PSA净化工艺技术，简化了制氢装置流程，提高了氢气质量，降低了装置能耗。 11 2改进转化炉结构设计 (1)转化炉采用顶部烧嘴供热，对流段横卧于地面的顶烧炉结构。其特点如下： 热效率高。在对流段尾部设置空气预热器，使燃烧空气与烟道气换热后进入烧嘴助燃。这样，一方面将烟道气的低温位热能转化为高温位热能，提高了火焰温度，降低了燃料消耗；另一方面降低了排烟温度，减少了排烟热损火，提高了热效率。采用顶部烧嘴。由于采用顶部烧嘴，火焰向下与物流并流，更适合于转化管内反应的要求。 对流段设置于地面，便于安装和检修，同时又降低了汽包安装高度。顶烧炉因火嘴集中、能量大、数量少，更适合于燃烧低热值的PSA脱附气。(2)转化炉管采用下部支撑、上部弹簧吊挂的支撑方式。下部支撑是以上尾管吸收热胀量，降低了设备造价；上部弹簧吊挂可改善炉管受力状况，减轻炉管受热不均而产生的弯曲，提高转化炉操作的可靠性。 (3)由于该装置规模较小，转化炉下集合管的直径较小，采用热壁管(材质为Cr20Ni32)较为经济合理。 ()采用新型燃烧器，对燃料的适应性强，既可单烧高压瓦斯也可单烧低压斯，还可以两种瓦斯混烧。 (5)选用新型耐火及保温材料，减少散热损失。 (6)为节约材料，减少对流段体积，提高传热效率，对流段采用翅片管及新型热管空气预热器。 11 3、改进主要工艺设备结构 (1)反应器全部采用热壁结构。 (2)转化气蒸汽发生器采用卧式烟道式结构，有利于降低设备造价，便于安装与检修。管程中心管出口处设调节机构，用以调节转化气出口温度、管程入口处采用冷壁结构，内衬耐高温衬里。(3)采用高效离心分水器，提高分水效率，降低设备投资。 (4)热回收部分换热器采用U型管双壳程换热器，降低气体换热终温，提高热利用率。 11 4、提高自动控制水平。 (1)本设计采用集散型计算机控制系统(DCS)，以提高装置运转的可靠性。 (2)增设连锁自保系统，提高装置安全运转的可靠性。115、合理确定工程标准。 (1)、根据国内同类装置设计经验，合理选材。 (2)、管架及框架采用钢结构。 116、因地制宜优化平面布置 本设计对装置所处地理位置、地质条件及现有公用工程设施等进行了充分考虑。在平面布置上，采用“同类设备相对集中的流程式”布置方式，并充分考虑设备的检修和催化剂、吸附剂的装卸场地以及设备的维修、消防、生产操作等所需通道，使工艺设备平面布置紧凑合理。 2 、PSA部分 21选用国内先进的PSA净化工艺，提高氢回收率。 22变压吸附工艺过程采用DCS控制系统，具有运转平稳，操作可靠的特点。并且具有事故状态下，能自动或手动由八床操作切换至七床、六床、五床操作的功能，因而大大地提高了装置的可靠性。 23投资低。只有引进PSA装置投资的7080。 第二章 工艺流程第一节 工艺流程简述 1、原料气压缩部分 来自装置外的催化干气进入原料气缓冲罐(V-4001)，经原料气压缩机(C-4001A.B)升压后进入原料预热炉(-F4001)，预热至260进入脱硫部分。 本装置的备用原料为来自装置外的轻石脑油，进入原料油缓冲罐(V-4016)，经原料油泵升压后与装置外来的循环氢混合进入原料预热炉(F-4001)，预热至380进入脱硫部分。 2、脱硫部分 进入脱硫部分的原料气，由于含有大量的烯烃，每l摩尔的烯烃饱和将引起约23的温升，根据烯烃的含量，原料气分成两部分，一部分进入变温反应器(R-4004)，原料气在催化剂作用下进行烯烃饱和反应，其间的反应热由导热油带走，出变温反应器的气体约290左右，与另一部分走旁路原料气体进入钴钼加氢反应器(R-4001)，在R-4001催化剂中主要发生的是走旁路部分原料气体烯烃饱和反应和全部气体的氢解反应，使有机硫转化为硫化氢，有机氯转化为氯化氢。旁路原料气的数量视原料中烯烃含量而定，确保进入下游脱硫反应器的温度控制在380左右。 钴钼加氢反应器的下部装有脱氯剂，可将原料气中的氯含量脱至O2ppm以下。加氢后的原料气进入氧化锌脱硫反应器(R-4002AB)。在此氧化锌与硫化氢发生脱硫反应。精制后的气体中硫含量小于O2ppm，进入转化部分。 3、转化部分 精制后的原料气在进入转化炉(F4002)之前，按水碳比35与35Mpa水蒸汽混合，再经转化炉对流段(原料预热段)预热至500，由上集合管进入转化炉辐射段。转化炉管内装有转化催化剂，在催化剂的作用下，原料气与水蒸汽发生复杂的转化反应。整个反应过程表现为强吸热反应，反应所需的热量由设在转化炉顶部的气体燃料烧嘴提供。出转化炉的高温转化气(出口温度为840)经转化气蒸汽发生器(E4001)发生中压蒸汽后，温度降至360380，进入中温变换部分。 4中温变换部分 由转化气蒸汽发生器(E4001)来的360380转化气进入中温变换反应器(R4003)，在催化剂的作用下发生变换反应，将变换气CO含量降至3(干基)左右。中变气经锅炉给水第二预热器(E4002)预热锅炉给水、锅炉给水第一预热器(E4003)预热锅炉给水回收大部分的余热后，再经中变气空冷器(A4001)及中变气水冷却器(E4005)降温至40，并经分水后进入PSA部分。 5 PSA部分 来自中温变换部分的中变气压力2.5Mpa.(G)、温度40，进入界区后，自塔底进入吸附塔T4101AH中正处于吸附工况的塔(始终同时有两台)，在其中多种吸附剂的依次选择吸附下，一次性除去氢以外的几乎所有杂质，获得纯度大于999的产品氢气，经压力调节系统稳压后送出界区。 当吸附剂吸附饱和后，通过程控阀门切换至其他塔吸附，吸附饱和的塔则转入再生过程，在再生过程中，吸附塔首先经过连续四次均压过程尽量回收塔内死空间氢气，然后通过顺放步序将剩余的大部分氢气放入顺放气罐(V4101,用作以后冲洗步序的冲洗气源)，再通过逆放和冲洗两个步序使被吸附杂质解吸出来。逆放解吸气缓冲罐(V4102)，冲洗解吸气进入解吸气缓冲罐(V4103)，然后经调节阀调节混合后稳定地送往造气工段，用作燃气。 PSA部分的具体工作过程如下： (A塔为例叙述) 1)吸附过程 原料气自塔低进入吸附塔A，在吸附压力(25MpaG)下，选择吸附所有杂质，不被吸附的氢气作为产品从塔顶排出。当吸附前沿(传质区前沿)到达吸附剂预留段的下部时停止吸附。 2)一均降压过程 吸附结束后，A塔停止进原料，然后通过程控阀与刚完成二均升压步骤的D塔相连进行均压，这时A塔空间内的高压氢气就均进入D塔得以回收，直到两塔的压力基本相等时，结束一均降压过程。 3)二均降压过程 一均降压过程结束后，A塔又通过程控阀与刚完成三均升压步骤的E塔相连进行均压，这时A塔死空间内的高压氢气就接着均入E塔，得以继续回收。直到两塔的压力基本相等时，结束二均降压过程。 4)三均降压过程 二均降压过程结束后，A塔又通过程控阀与刚完成四均升压步骤的F塔相连进行均压，这时A塔死空间内的高压氢气就接着均入F塔，得以继续回收。直到两塔的压力基本相等时，结束三均降压过程。 5)四均降压过程 三均降压结束后，A塔又通过程控阀与刚完成冲洗再生的G塔相连进行均压，这时A塔死空间内的高压氢气就接着均入G塔，得以继续回收。直到两塔的压力基本相等时，结束四均降压过程。 6)顺放过程 四均降压过程结束后，A塔压力已降至0524Mpa左右，这时A塔通过程控阀将塔内剩余的部分氢气放入顺放气罐(V4101)直到压力降至022Mpa左右结束顺放过程。 7）逆放过程 顺放过程结束后，A塔压力已降至022MpaG左右，这时，杂质已开始从吸附剂中解吸出来，于是打开逆放程控阀，逆着吸附方向将吸附塔压力降至003MpaG左右。逆放出的解吸气被送入解吸气缓冲罐。 8）冲洗过程逆着吸附方向，用顺放气罐中的气体经程控阀和调节阀对吸附塔进行冲洗。使被吸附组分从吸附剂中完全解吸出来。 9）四均升压过程 冲洗过程结束后，A塔与刚完成三均降压步骤的C塔相连进行均压升压，这时C塔空间内的高压氢气就流入A塔被回收，同时A塔压力得以上升，直到两塔压力基本相等。 10)三均升压过程 四均升压过程结束后，A塔与刚完成二均降压步骤的D塔相连进行均升压，这时D塔死空间内的高压氢就流入A塔被回收，同时A塔压力得以上升，直到两塔压力基本相等。 11)二均升压过程 三均升压过程结束后，A塔与刚完成一均降压步骤的E塔相连进行均压升压，回收E塔死空间内的高压氢气，同时A塔压力得以继续上升，直到两塔压力基本相等。 12)一均升压过程 二均升压过程结束后，A塔与刚完成吸附步骤的F塔相连进行均压升压回收H塔死空间内的高压氢气，同时A塔压力得以继续上升，直到两塔压力基本相等。 13)产品气升压过程 经连续四次均压升压过程后，A塔压力已升至2.006MpaG左右，这时用产品氢对吸附塔进行最后的升压，直到使其达到吸附压力。 经过以上步骤后，A塔的吸附剂得到了完全再生，同时又重新达到了吸附压力，因而可以无扰动地转入下一次吸附。 各吸附塔的工作过程与A塔均完全相同，只是在时间上互相错开吸附时间一般8个塔交替吸附即可实现连续分离提纯氢气的目的。 6、工艺冷凝水回收系统在转化炉前配入的工艺蒸汽，一部分参与转化、变换反应生成了H2、CO、C02，另外一部分则在热交换过程中被冷凝，并在中变气分水罐中被分离出来。中变气第一分水罐(V4003)、中变气第二分水罐(V4004)、中变气第三分水罐(V4006)、中变气第四分水罐(V4007)分离的工艺冷凝水，混合后进入酸性水汽提塔(T4001)顶部。工艺冷凝水经汽提除去微量C02等杂质后的净化水由酸性水汽提塔底泵(P4003)送入热工系统的除氧器，除氧后作为锅炉给水回收利用，也可以送出装置作为它用。 7、余热回收及产汽系统 中压产汽系统 来自单元外的中压锅炉给水经过锅炉给水第一预热器(E4003)、第二预热器(E4002)预热至饱和温度后进入中压汽水分离器(V4008)，饱和水通过自然循环方式经转化炉对流层的蒸发段及转化气蒸汽发生器(E4001)发生饱和蒸汽。该饱和蒸汽一部分供造气单元自用，其余减压至12Mpa送出装置至12Mpa蒸汽管网。 加药系统及排污系统为了优化设计，本单元不再单设加药系统，用来自热工系统的磷酸三钠溶液直接送至中压汽水分离器（V4008）中用以调节水质。为保护环境，系统还设置了排污扩容器（V4013）。产汽系统的排污水送至排污扩容器并加入新鲜水冷却至50以下排放。第三章 原料、产品性质及消耗指标第一节 原料、产品性质及主要技术规格 (一)、原料1、催化干气催化干气来自催化装置，其规格如下；进单元温度： 40进单元压力： 05 MPa(G)。组成见表序组分名称V1甲烷 24.232乙烷12.663丙烷O.354丁烷O.435乙烯12.206丙烯0.647丁烯0.148戊烷0.059己烷O.0410C02O.8811He+N213.1612H234.3313H20O8914总硫50 mgm3n (二)、产品规格1、单元产品为工业氢组分 molH2 99.9CH4 0.05N2 O.05CO+CO2 20ppm出单元温度 40出单元压力 2.4MPa(G) 2、单元副产品为来自PSA部分的脱附气;作为造气部分转化炉的燃料，其规格如下： 组分molH2O0.76H223.23CH412.79N210.45C07.25C0245.52100进造气部分温度 40进造气部分压力 0.03MPa(G)催化剂及主要技术规格催化剂名称加氢催化剂脱氯催化剂氧化锌脱硫剂转化催化剂中变催化剂型号LYT-702LYT-701LYT-610LYT-310Z417Z418B113外观灰兰色条状灰兰色条状灰色条状灰白或淡灰色条状四孔圆柱状四孔圆柱状黑褐色圆柱规格mm2.54102444104415164681641616.5957堆密度kg/l0.70.850.750.850.91.01.11.31.051.1 51.31.4侧压强度60Ncm50 N粒40 Ncm200N /颗400 N颗活性组分NiO、MoO3CoO、MoO3ZnONiOFe2O3、Cr2O3比表面积m2/g403040使用空速h-1250200300250400200400入口出口：350480450650750950使用压力MPa1.85.01.84.0l.05.0常压4.02.04.53.04.0一次装入量, m33.811.880.4423.4921.926.0主要生产厂家淄博鲁裕淄博鲁裕淄博鲁裕淄博鲁裕齐鲁石化公司研究院科力公司辽河化肥厂催化剂厂备注定货时考虑5的富量定货时考虑5的富裕量定货时考虑5的富裕量定货时考虑5的富裕量定货时考虑5的富裕量定货时考虑5的富裕量第二节 物料平衡序号物料名称数量备注kghm3nhl04taABCDFG入方l催化干气1390.8018301.172水蒸汽5530.004.65合计6920.805.82出方3工业氢320.9035660.274未反应水4012.23.375解吸气2587.721032.18合计6920.805.82 第三节 装置消耗指标及能耗（一）、消耗指标 l、水用量(见表41)2、电用量 (见表42)3、蒸汽用量 (见表43)4、压缩空气用量 (见表44)5、氮气用量 (见表45)6、燃料用量 (见表46)7、催化剂、吸附剂及化学药剂等用量 (见表47)8、消耗指标汇总 (见表48)（二）、能耗1、 装置能耗计算汇总 (见表49)附表：l、水用量(见表41)序号使用地点给 水th排 水th备注新鲜水循环冷水软化水除氧水生活用水循环热水含油污水含硫污水含碱污水生活污水含盐污水压力自流12345678910l 1l 21314l 5162E40055.85.8连续3E400628.228.2间断4E400766间断5机泵冷却10.80.2连续6缩机冷却2626连续8工艺采样冷却器0.60.6间断9热工采样冷却器55间断除氧水8.483连续11新鲜水0.20.2连续12排污扩容器0.2连续合计32.88.48332.60.20.4连续72.672.6间断2、电用量 (见表42)序号使用地电压设备数量，台设备容量，kw轴功率年工作年用电量备注V操作备用操作符用kW时数104kWhl23456789101 llP4001A.B3801155 5516.42000间断2P4002A.B380ll442.38000连续3P4003A.B380l1151510.68000连续7C4001A.B10000l12502501918000连续3800.558000连续3802.202000间断22052000间断9C4002A.B3801l18.518.518.58000连续10C4003A.B380ll1515158000连续12A400138023.228000连续13液压油泵380ll7.57.55.58000连续14采通380338000连续15照明220108000连续16仪表220158000连续合计10000191连续38066.5连续22021.25连续3、蒸汽用量 (见表43)序号使用地点蒸汽用量t/h回收凝结水th装置自产蒸汽t/h备注蒸汽压力MPa压力MPa蒸汽压力MPa1.03.51.01.0最大正常最大正常最大正常自产外输l23456789101112131416l吹扫、消防5间断2工艺蒸汽4.32连续3V40088.324连续5T40010.2连续合计0.24.328.324连续5间断4、压缩空气用量 (见表44)序号使用地点及用途用 量 m3nmin备注非净化净 化 正常最大正常最大l234567l仪表用1.67连续2开停工用1.33间断合 计1.331.675、氮气用量 (见表45)序号名称使用地点及用途用 量 m3nmin压力MPa(G)纯度要求备 注正常最大l23456781氮气吹扫置换用1O6开停工用6、燃料用量 (见表46)序号使 用地 点燃料油燃料气备 注kghtaM3nhM3nal234567F400161连续F4002315连续合计376连续7、催化剂、吸附剂、化学药剂等用量 (见表47)序号名 称型号及规格年用最,t一次装入量t预期寿命备注1234567一催化剂1烯烃饱和催化剂LYT一7021.273.813l加氢催化剂LYT一7010.621.8832脱氯剂LYT一6100.440.8823氧化锌脱硫催化剂LYT一31070870814转化催化利Z417Z4181.2522.55中变催化制B1132636活性氧化铝TL-OlO132157活性炭HXBC15B1.622158分子筛HX5A-98H1.119159吸附剂NAC00.27415化学药剂1导热油9一次装入量2DMDS0.6开工一次量3液氮5开工一次量4磷酸三钠50gh400kg年8、消耗指标汇总 (见表48)序号名 称单位数量备 注l催化干气m3nh1935连续3燃料气m3nh376连续(Q低=29.23MJm3n)4循环水th32.8连续th72.6间断5新鲜水th0.2连续7电10000Vkwhh191连续380VKWh/h66.5连续220Vkwhh21.25照明及仪表8非净化压缩空气m3nh80间断9净化压缩空气m3nh100连续101.2MPa蒸汽th一4.0外输,连续1.0MPa蒸汽th5消防及吹扫ll氨气m3nh60间断（二）、能耗 1、制氢装置能耗计算汇总 (见表49)序号项 目小时耗量能耗指标总能耗综合能耗单位数量单位数量MJhMJ1000m3nH21催化干气m3nh1935MJm3n29.23565602燃料气m3nh376MJm3n29.23109903循环冷水th32.8MJt4.191374电KW278.75MJKW.h11.84330051.0MPa蒸汽th-4MJt3182127286除氧水th8.483MJt385.1932687净化压缩空气m3nh100MJm3n1.59159616878制氢装置综合能耗MJ1 000m3nH215422第四节 主要污染物排放情况一、主要污染源l、“三废”排放情况 废水排放表 表61序废水来源排放废水废水量水质mgl治理措施号方式种类thCOD油类PHl排污扩容器间断含盐污水0.49排地沟2机泵冷却水连续含油污水0.230021O全厂污水管网3生活污水间断生活污水1O20lO全厂污水管网废气排放表 表62序污染源废气量排气参数污染物mg/m3n排放排向号M3nh温度高度m直径mSO2NOx方式l转化炉108281603030连续大气2原料预热炉52854830连续大气3 酸性水汽提塔200104含C02连续大气4安全阀1927380含硫50问断火炬640240无无间断火炬废渣排放表 表63废渣类别排放量，t组成处理污法备注加氢催化剂5.69CoOMoO3深埋或回收每3年一次脱氯催化剂0.88深埋每3年一次氧化锌脱硫剂708ZnO深埋每1年一次转化催化剂2NiO深埋或回收每3年一次中变催化剂6Fe203深埋或回收每3年一次GL一H活性氧化铝2AL2O3深埋每15年一次HXBC-l 5B吸附剂22深埋每15年-次HX5A98H分子筛19深埋每15年一次NAC0吸附剂4深埋每15年一次噪音特征 表64序号噪音设备数量台工作情况声压级dB(A)治理措施备注l原料气压缩机2连续83设封闭式隔音操作室2预热炉1连续80低噪音烧嘴3转化炉l连续75低噪音烧嘴4蒸汽放空设施1瞬间80设消声器5空冷器2片连续85选用低转速风机6泵5连续78选用新型电机7程控阀66瞬间85选用开启速度可调阀第四章 主要工艺过程操作条件第一节 工艺指标1、变温反应器(R4004)入口温度 260出口温度 290入口压力Mpa(a) 3.65出口压力Mpa(a) 3.612、钴钼加氢反应器（R-4001）入口温度300出口温度370入口压力Mpa(a)3.61出口压力Mpa(a)3.563、氧化锌脱硫反应器（R-4002/A、B）入口温度370出口温度360入口压力Mpa(abs)3.56出口压力Mpa(abs)3.524、转化炉辐射段入口温度550出口温度840入口压力Mpa(a)3.25出口压力Mpa(a)2.90碳空速h-1800水碳比molmol3.55、中变反应器（R4003）入口温度360出口温度 419入口压力Mpa(a)2.86出口压力Mpa(a)2.83空速(干)h-115886、PSA部分序号步骤压力(MPa)(G)时间(S)l吸附(A)2.51802一级均压(E1D)2.52.006303二级均压(E2D)2.0061.512604三级均压(E3D)1.5121.0188305四级均压(E4D)1.0188-0.524306顺放(P)0.5240.22307逆放(D)0.220.03308冲洗(PP)0.03909四均升压(E4R)0.030.52430lO三均升压(E3R)0.5241.01883011二均升压(E2R)1.0188一1.5126012一均升压(E1R)1.5122.0063013产品氢升压(FR)2.0062.560第二节 生产控制分析l、造气部分正常生产分析序号分析项目分析次数控制指标备注1催化干气 气体组成1次天N2 C2H4,CH4等含硫ppm(w)1次天2轻石脑油 组成1次天不用时抽查3R4004出口烯烃含量抽查R400l出口含硫ppm抽查R4002出口含硫ppm2次班O2ppm4转化气组成2次班CH4,5.2(m01)H2，CO，C02，CH45中变气组成2次班CO3(m01)H2，CO，C02，CH46中压蒸汽：钠含量SiO22次班15ugkg20ugkg7给水：硬度1次班1.5ugmolL溶解氧15ugL铁50ugL铜lOugLPH8.59.2油9.0P04-34次班515mglcl-14次班4mgL9酸性水：入口Fe离子，CO2抽查酸性水(出口)：CO2抽查10ppmNH3抽查10ppm2、PSA部分项目中变气乙烯氢产品氢解吸气分析方法H212418124气相色谱CH4124l8l24气相色谱CO124l24气相色谱C02l24124气相色谱3、开工分析序号分析项目分析次数控制指标备注1置换N2:氧含量抽查O3(m01)烃抽查无2置换气：氧含量抽查0.5(m01)3开工用氢气组成4次班4转化中变还原入口： H2(m01)4次班转化中变还原出口：H2(m01)4次班5循环氮：H2O(m01)抽查催化剂脱水时烃抽查无6燃料组成、热值抽查7炉膛气体：爆炸试验抽查合格第五章 工艺原理及装置操作法第一节 原料预处理系统一、任务与目的在烃类蒸汽转化法生产氢气的过程中，使用多种催化剂，他们都几乎易受硫化物的毒害而不同程度地失去活性，并对设备造成腐蚀破坏，现在认为，原料中的硫、氯含量过高，会对制氢过程中的催化剂和设备造成损害，有时甚至是很严重的，因此，从原料中除去硫、氯等杂质，至一个较低的程度是必需的，加氢净化后原料的含硫量降至0.5PPm以下，含氯量降至0.5PPm以下，以保护后边催化剂的活性。二、原理简介1、原料烃中的硫化物以多种形态存在，一般分为无机硫化物和有机硫化物。有机硫化物不能在氧化锌脱硫剂上直接反应被脱除，必须经加氢转化成无机硫化物硫化氢后方可被氧化锌脱硫剂吸附脱除，有机硫化物在原料中一般有硫醇、硫醚、二硫醚和环状硫化物（噻吩及其衍生物）二硫化物等，某些原料气还含有二硫化碳和硫氧化碳。原料中的硫化物绝大部分是有机硫化物。加氢过程同样使有机氯转变成无机氯，即氯化氢，采用高活性的金属氧化物为活性组分的脱氯剂与氯化氢反应，被固定在载体上，达到脱除氯的目的。钴钼加氢催化剂也能将轻油中的其他杂质如砷、铅等部分脱除。下面以脱硫反应为例，说明原料的加氢转化过程 硫醇加氢 RSH+H2 = RH+H2S 硫醚加氢 RSR+ 2H2 = RH+RH+H2S 二硫化物加氢 RSSR+ 3H2 = RH+RH+2H2S 噻吩加氢 C4H4S+4H2 = nC4H10+H2S 二硫化碳加氢 CS2+4H2 = CH4+2H2S 硫氧化碳加氢 COS+H2 = CO+H2S 稀烃加氢饱和 CnH2n+H2 = CnH2n+2以上反应都是放热反应，平衡常数很大，因此，我们提供一个能保证反应速度足够快的反应温度，有机硫的转化与脱除是很完全的。通常采用一种钴钼型催化剂，因此这种反应又叫钴钼加氢反应。有机硫加氢转化反应的共同特点，是在硫碳键处发生断裂，形成碳氢键和硫化氢，碳环和杂环化合物变成开链化合物，不饱和键被氢所饱和。在以上的有机硫化合物中噻吩最难被转化。2、氧化锌脱硫是目前在工业上脱硫效率最高的方法，它能以极快的速度将H2S和部分有机硫全部吃掉，净化后气体硫含量可降到0.1PPm以下。氧化锌脱硫的反应机理如下：H2S+ZnO=ZnS+H2O（汽）C2H5SH+ZnO=ZnS+ C2H4+H2O（汽）C2H5SH+ZnO=ZnS+ C2H5OH氧化锌脱除有机硫的作用并不依靠氢，但如果气体中含有氢则效果将更好，以上反应都是放热反应，但温度愈高脱硫效果愈好，说明ZnO或ZnS还有催化剂的作用（促进一些有机硫转化为硫化氢并除去）。3、烯烃加氢工艺的改进变温绝热加氢工艺 焦化干气和催化干气来源于石化企业的焦化装置和催化裂化装置。焦化干气一般含有1320的氢气；510的烯烃(主要为乙烯和丙烯)；其余为甲烷等饱和烷烃，杂质含量中主要为有机硫，经过湿法脱硫后，一般含有100200ppm的总硫。而催化干气一般含有2040的氢气；1520%的烯烃(主要为乙烯)；15左右的氮气，其余为甲烷等饱和烷烃，杂质含量中主要为无机硫，经过湿法脱硫后，一般含有1020ppm的总硫。从理论上来看，1mol的烯烃加氢需要1mol的氢气，但考虑到原料中有机硫的完全加氢转化以及降低烯烃含量(1mol)，因此，应尽量提高氢气分压。通常氢气的过剩量高于烯烃含量的510，即可达到上述要求。针对焦化干气和催化干气而言，由于其本身的氢气含量远远高于烯烃含量，因此，在烯烃加氢饱和反应中，仅仅依靠自身的氢气，而不需要另外配氢。理论计算表明，1(mol)的烯烃加氢反应放出的热量可以使焦化干气或催化干气的气体温度升高2030。在实际生产过程中，考虑到加氢反应器的热损失，实际温升约为1822。 变温加氢工艺由一台列管式加氢反应器，一台绝热加氢反应器和一台氧化锌脱硫反应器组成，列管式加氢反应器管程和壳程温度均是变化的，谓之变温。该反应器的壳程取热介质可以采用市售的导热油或加氢精制装置的柴油。壳程入口温度为250270，出口温度根据导热油的不同可以控制在310350；管程入口温度为250270，出口温度控制在280300，满足氧化锌的脱硫温度要求。反应气体温度通过调节导热油的流量来控制。 高温导热油的循环冷却根据处理的原料气的规模可以分别采用水冷、空冷、发生蒸汽以及与其它冷流介质换热的方式，来自原料预热炉的温度为250270的原料气进入变温列管式反应器的管程，在催化剂的作用下发生烯烃饱和反应，反应放出的热量通过壳程导热油的控制取热，使反应器出口温度达到280300。此时，烯烃和有机硫已完全转化，然后进入氧化锌脱硫反应器脱除无机硫。三、加氢催化剂的预硫化 1催化剂的预硫化 由于加氢催化剂中载体和单一活性组分的金属氧化物仅能显示较小的活性，需将氧化态的