催化干气制氢工艺说明书.doc

40 万吨/年综合利用火炬气升级油品质量项目40 万吨/年芳烃选择性加氢精制装置及配套工程催化干气制氢装置工艺手册建滔化工集团置年石化（扬州）有限公司 发布2010-10-01实施2010-10-01发布前 言本工艺手册是在上海河图石化工程有限公司的工艺说明书基础上，根据公司炼油板块的具体要求进行了修编。本工艺手册修编的目的，主要是针对装置即将开工，对部分内容进行修改，使之更适应操作需要。通过装置概况、原材料及产品性质、工艺技术路线及工艺技术特点、工艺流程简述、主要设备选型等方面的介绍，以便于操作人员能更好地理解本装置的工艺原理，并作为员工学习和培训的教材。本手册执行置年石化（扬州）有限公司企业标准。本手册由技术部归口管理。编写：徐峰 阚磊 刘刚审核：吴金冬 柏伟审批：批准： 前 言11 概述11.1 设计依据11.2 设计原则11.3 装置概况21.4 原料来源及产品要求31.5 公用工程条件31.6 装置设计主要技术经济指标42 原料及产品性质62.1 原料性质62.2 产品性质63 工艺技术路线及工艺技术特点73.1 工艺技术路线73.2 工艺技术特点74 工艺流程简述及主要操作条件114.1 工艺流程简述114.2 主要操作条件155 装置物料平衡176 主要设备选型及工艺计算汇总176.1 主要设备选型176.2 工艺计算汇总217 消耗指标及能耗297.1 催化剂、化学药剂及辅助材料297.2 公用工程消耗337.3 能耗计算377.4 节能措施388 生产控制分析399.1 污染物排放及副产品的回收399.2 污染治理措施4110 职业安全卫生4210.1 生产介质的危害4210.2 主要生产岗位危险因素分析4210.3 生产过程中的主要有毒有害物质4310.4 安全卫生措施4411 装置定员编制4613 设计执行的标准目录48附表 1：限流孔板表51附表 2：盲板表5214 装置流程5315动设备一览6016工艺参数一览6217 工艺联锁一览69 41 概述 1.1 设计依据 1.1.1 上海河图石化工程有限公司与置年石化（扬州）有限公司签订的工程设计合同及合同技术附件（合同编号：HEC2009D-17）。 1.1.2 石油化工装置详细工程设计内容规定（SHSG-053-2003）。 1.1.3 置年石化（扬州）有限公司40万吨/年综合利用火炬气升级油品质量项目环境影响报告书及评审意见批复，扬州市环境科学研究所，2010年1月。 1.1.4 置年石化（扬州）有限公司40万吨/年综合利用火炬气升级油品质量项目可行性研究报告及项目核准意见。 1.1.5 置年石化（扬州）有限公司40万吨/年综合利用火炬气升级油品质量项目设立安全报告书，南京兆元安全环境科技服务有限公司。 1.1.6 危险化学品建设项目安全许可意见书扬安监危化项目审字200916号。 1.1.7 会议纪要及来往传真。 1.1.8 用户和制造厂提供的相关基础设计数据。 1.2 设计原则 1.2.1 采用成熟、可靠的新技术、新设备和新材料，实现装置“安、稳、长、满、优”安全生产。 1.2.2 以催化干气为主要原料，丙烷为补充原料。 1.2.3 优化工艺流程，充分利用过程余热，尽量降低装置能耗。 1.2.4 采用DCS控制系统及SIS安全仪表系统。 1.2.5 该装置与油品加氢改质装置、芳烃选择性加氢精制装置联合装置，紧密布置在一个区域内，控制室依托工厂现有中心控制室，联合装置共用机柜间及变配电室。 1.2.6 采取确保三年一大修的相应技术及措施。 1.2.7 优化设备布置，节省投资，减少占地。 1.2.8 严格执行国家环保、安全、消防政策和法规，确保各项设计措施“三同时”实现。 1.3 装置概况 1.3.1 建设背景 本设计为建滔化工集团置年石化（扬州）有限公司 40 万吨/年综合利用火炬气升级油品质量项目中催化干气制氢装置的详细设计。 该装置以上游重油催化制烯烃装置副产的干气为原料，生产工业氢气，满足油品加氢改质及芳烃选择性加氢精制两套生产装置所需氢气。不仅解决了工厂富余燃料气排放火炬存在的能源浪费、环境污染问题，而且以最低的制氢成本向上述两套加氢装置供氢，变废为宝，实现综合利用。 1.3.2 装置规模及操作弹性 公称设计规模：20000Nm3/h 操作弹性：50%100% 1.3.3 运行时数 年开工时数：8000小时。 1.3.4 装置组成 该装置由原料气压缩、原料预处理、烃类蒸汽转化、CO中温变换及中变气PSA氢提纯五部分组成。 1.3.5 设计范围 包括催化干气制氢装置界区内的工程，其中PSA氢提纯系统由专利商（四川亚联高科技股份有限公司）负责成套设计及关键设备供货。PSA氢提纯系统的设计内容详见专利商设计文件。 1.3.6 装置自动控制水平 采用DCS控制系统，并设置独立的紧急停车及安全联锁系统（SIS）。 1.3.7 装置平面布置 该装置与油品加氢改质装置、芳烃选择性加氢精制装置联合布置在一个区域内。该装置占地面积66X5020.2X18=3663.6 m2。1.4 原料来源及产品要求 该装置以100万吨/年重油催化制烯烃装置所产的精制催化干气为主要原料， 不足部分以气体分馏装置所产的丙烷为补充原料，生产纯度 99.9%（V）、CO+CO220ppm 的产品氢气。 1.5 公用工程条件 1.5.1 公用工程条件 表1.5-1 公用工程条件表1.5.2 燃料气组成 表1.5-2 燃料气组成1.6 装置设计主要技术经济指标 表1.6-1 装置主要技术经济指标2 原料及产品性质 2.1 原料性质 1) 该装置原料为 100 万吨/年重油催化制烯烃装置生产的精制催化干气和气体分馏装置生产的丙烷。其组成分别列于表2.1-1和2.1-2。 表2.1-1 精制催化干气组成表2.1-2 丙烷组成2) 开工用氢气：自硫磺回收装置PSA所产氢气，纯度75%（V）。 2.2 产品性质 1) 主要产品为氢气，其组成见表2.2-1。 表2.2-1产品氢气组成（计算值）2) 副产品为PSA部分的脱附气（作转化炉燃料），其组成列于表2.2-2。 表2.2-2 脱附气组成（计算值）3 工艺技术路线及工艺技术特点 3.1 工艺技术路线 本设计采用轻烃水蒸汽转化造气+CO中温变换+变压吸附（PSA）氢提纯工艺路线，生产纯度为 99.9%（V）的氢气。该装置由原料气压缩、原料预处理、烃类蒸汽转化、CO中温变换及PSA氢提纯五部分组成。 3.2 工艺技术特点 1) 以工厂上游重油催化制烯烃装置副产的精制干气为主要原料，以气体分馏装置生产的丙烷为补充原料，采用轻烃水蒸汽转化造气，制氢成本低廉，可解决工厂富余燃料气排放火炬存在的能源浪费和环境污染问题。 2) 采用国内开发的 “等温床+固定床” 两段加氢反应工艺及高效加氢催化剂(JT-4/JT-1G)对原料气进行加氢精制，满足转化炉进料烯烃含量小于0.1%（V）的要求。 3) 采用可串可并的两台脱硫反应器及大硫容催化剂(T-408/T305)，使精制原料气总硫含量小于0.1ppm（ 要求0.2ppm），提高操作灵活性，延长脱硫及脱氯催化剂的使用寿命。 4) 优化设计，合理选择工艺参数，采用较高的转化出口温度（820），合理的转化压力(3.0MPaG)，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；选用合适的水碳比（3.9），有利于降低转化炉的燃料消耗。 5) 选用国内成熟可靠的轻烃蒸汽转化催化剂（Z417/Z418），提高装置操作的可靠性，确保装置长周期安全运行。 6) 一氧化碳变换部分采用中温变换流程，降低装置投资，简化制氢流程，缩短开工时间。 7) 采用四川亚联高科技股份有限公司专有 PSA 氢提纯工艺技术，工艺流程简单，氢气提纯质量好，工艺能耗低。 8) PSA氢提纯系统采用10-2-5/P的常压解吸工艺流程，10台吸附塔中始终有2台吸附塔处于进料吸附的状态，其它吸附塔处在再生的不同阶段，可有效地延长再生时间，提高再生效果。 9) 采用二合一的自然循环产汽流程（即烟道气、转化气的产汽系统共用一台汽包），操作安全可靠，既简化了余热回收流程，又降低了投资和能耗。 10) 优化换热流程，合理利用余热温位，提高有效能利用效率。 a) 利用一段加氢反应器中原料气加氢饱和反应热发生3.8MPa(G)中压饱和蒸汽或1.0MPa(G)低压饱和蒸汽； 利用转化炉烟道气和转化气的高温位余热发生 3.8MPa(G)中压饱和蒸汽；利用转化炉烟道气高温位余热预热原料气、过热自产 3.8MPa(G)中压饱和蒸汽。所产中压过热蒸汽大部分作为装置工艺自用汽，多余部分外输至工厂3.5MPa(G)蒸汽管网。 b) 利用中变气高温位余热预热锅炉给水和除盐水，降低装置能耗。 c) 利用烟道气低温位余热预热燃烧空气，可降低转化炉能耗。 d) 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。 11) 回收工艺冷凝水，减少除盐水用量，降低装置能耗。 12) 以变压吸附尾气作转化炉的主要燃料，不足部分补充工厂燃料气，降低装置能耗。 13) 采用成熟可靠的转化炉技术。 转化炉设计采用顶烧炉，烟气下行，转化管为单排双面辐射。 a. 可提高辐射炉管的平均表面热强度。 b. 高温烟气与炉管内气体并流，沿炉管的供热量与反应的吸热量基本一致，炉管表面温度不会过高，炉管表面温度比较均匀。 采用高效、大调节比顶烧燃烧器。 a. 满足高压瓦斯和低压PSA尾气两种燃料的燃烧需要。 b. 大调节比，操作弹性大。 c. 一、二次风比例可调。 d. 采用特殊设计，适于高温空气预热工况。 转化炉管支撑采用下部固定、上部用弹簧吊挂的结构。 a. 由于炉管下部操作条件(管内介质出口温度820)比上部操作条件(管内介质入口温度500)苛刻，故采用炉管下部固定，向上膨胀的形式，使上尾管补偿大于下尾管补偿，安全可靠性提高。 b. 节省下尾管高铬镍合金材料(UNS N08811)用量。 c. 由于下尾管变短，有利于下部整体保温，可减少高温散热损失。 d. 上部用弹簧吊挂炉管，可减轻在高温下炉管由于自重等原因而产生的弯曲变形。 辐射炉管采用ZG40Cr25Ni35Nb-Ti，该材料高温性能好，在设计温度和设计压力下，可减小炉管最小壁厚，从而减少炉管重量，提高管壁温度的均匀性。 对流室位于地面，便于安装及维修。 对流管采用翅片管强化对流传热。 ) 转化炉高温段采用管式空气预热器，低温段采用热管式空气预热器。这种组合具有传热系数较大，结构简单，可靠性高，适应温度范围大，耐露点腐蚀等特点。 为合理利用烟气能量，提高有效能利用率，根椐加热各介质温位和烟气能级确定对流室各吸热段的位置，以节省燃料和减小对流段的体积。 转化炉设计热效率为90%（LHV），保证热效率88%（LHV）。 14) 原料预热炉为圆筒形立式加热炉，结构简单，体积小，重量轻，适合工厂预制。 4 工艺流程简述及主要操作条件 4.1 工艺流程简述 1) 原料气压缩、预热系统自装置外来的催化干气经过原料气分液罐(213-V-101)分液后，再经过滤器除去气体中的杂质，进入原料气压缩机(213-C-101AB)升压至3.3MPa(G)。 自装置外来的丙烷进入补充原料缓冲罐(213-V-102)，经补充原料泵(213-P-101AB)升压后与原料气合并一起送至原料预热炉(213-F-101)加热至280，进入原料预处理系统脱硫。原料预热炉(213-F-101)的燃料为燃料气。 详见工艺流程图，图号：PR-02/101102。 2) 原料预处理系统 加热后的原料气进入一段加氢反应器(213-R-101A)进行烯烃加氢反应，反应热由反应管外的锅炉水吸收并产生3.8MPa（G）中压饱和蒸汽。由一段加氢反应器(213-R-101A)出来的原料气，再进入二段加氢反应器(213-R-101B)，对尚未反应的烯烃继续进行加氢反应，同时将有机硫转化为无机硫，将有机氯转化为无机氯，烯烃全部饱和后反应器温度约 360。加氢饱和后的原料气进入一段脱硫反应器(213-R-102A)和二段脱硫反应器(213-R-102B)脱除氯和硫化氢。在脱氯段脱除原料中的氯，在脱硫段氧化锌与硫化氢发生脱硫反应。精制后的原料气中硫含量小于0.1ppm、烯烃含量小于0.1%（V）、氯含量小于0.2ppm，然后进入转化系统。一段脱硫反应器(213-R-102A)和二段脱硫反应器(213-R-102B)既可以串联操作又可并联操作。 详见工艺流程图，图号：PR-02/103104。 3) 转化系统 精制后的原料气在进入转化炉(213-F-102)之前，按水碳比 3.9 与 3.5MPa（G）中压过热蒸汽混合，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转化反应。整个反应过程表现为强吸热性质，反应所需的热量由设在转化炉顶部的气体燃料烧嘴提供，其主要燃料是自产变压吸附尾气，不足部分补充工厂燃料气。转化炉(213-F-102)炉管出口残余甲烷含量在6%(V)以下。出转化炉的820高温转化气经转化气蒸汽发生器(213-E-101)发生中压蒸汽后，温度降至360，进入中温变换系统。 详见工艺流程图，图号：PR-02/105。 4) 中温变换系统 由转化气蒸汽发生器(213-E-101)来的 360转化气进入中温变换反应器(213-R-103)，在催化剂的作用下发生变换反应，将变换气中 CO 含量降至 3%(V)左右。变换后 411的中变气依次经锅炉给水第二预热器(213-E-102AB)预热锅炉给水、锅炉给水第一预热器(213-E-103)预热锅炉给水、除盐水预热器(213-E-104)预热除盐水回收大部分的余热，再经中变气空冷器(213-A-101AD)、中变气水冷却器(213-E-105)冷却到 40。中变气在冷却过程中依次经过中变气第一分水罐(213-V-104)、中变气第二分水罐(213-V-105)、中变气第三分水罐(213-V-106)和中变气第四分水罐(213-V-107)分水后进入PSA氢提纯系统。 详见工艺流程图，图号：PR-02/106107。 5) PSA氢提纯系统 来自中温变换系统的中变气压力为 2.4MPa(G)、温度为 40。中变气进入 PSA 氢提纯系统后，从底部进入正处于吸附工况的提氢塔(213-T-201AJ始终有2台)，在其中多种吸附剂的依次选择吸附下，一次性除去氢组分以外的所有杂质，从而制得浓度大于99.9%(V)的产品氢气。产品氢气经压力调节系统稳压后大部分送至油品加氢改质装置作氢源，少部分作为硫磺回收装置、异丙苯装置的氢源和芳烃选择性加氢精制装置的新氢源。产品氢气出界区压力约为2.2MPa(G)，温度为40。从提氢塔再生阶段释放出来的解吸气经过缓冲罐稳定压力(约 0.03MPaG)及组成后，送至转化炉(213-F-102)作低压燃料气。 详见工艺流程图，图号：PR-02/201及AL10207-3104(PSA氢提纯部分)。 6) 工艺冷凝水回收系统 在转化炉前配入的工艺蒸汽大部分参与转化、变换反应生成了 H2、CO、CO2 ，剩余部分则在中变气冷却过程中被冷凝。冷凝水分别由中变气第一分水罐(213-V-104)、中变气第二分水罐(213-V-105)、中变气第三分水罐(213-V-106)和中变气第四分水罐(213-V-107)底部分离出来混合送入酸性水汽提塔(213-T-101)顶部，用 1.0MPa(G)蒸汽作热源，将冷凝水中的CO2 汽提出去，塔底净化水经酸性水汽提塔底泵(213-P-102AB)升压后与装置外来的除盐水(经除盐水预热器加热至 104)一起进入除氧器(213-V-108)除氧，除氧后作为锅炉给水回收利用。 详见工艺流程图，图号：PR-02/106107。 7) 热回收及产汽系统 a) 除盐水除氧系统 自装置外来的除盐水与中变气在除盐水预热器(213-E-104)中换热至104左右，然后与酸性水汽提塔底泵(213-P-102AB)来的 102净化水混合一并进入除氧器 (213-V-108)中除氧。除氧水大部分经锅炉给水泵(213-P-103AB)加压后与中变气在锅炉给水第一预热器(213-E-103)、锅炉给水第二预热器(213-E-102A/B)中换热至 248，分别送至中压汽包(213-V-103)和加氢反应器中压汽包(213-V-112)作锅炉给水；少部分经除氧水泵(213-P-104AB)加压后送入油品加氢改质装置作锅炉给水。除氧器(213-V-108)的汽提蒸汽来自1.0MPa(G)蒸汽管网和连续排污扩容器(213-V-109)的扩容蒸汽。除氧器正常运行时，通过调节系统管网来的1.0MPa(G)蒸汽的流量来控制除氧器的压力。 b) 中压产汽系统 经锅炉给水泵(213-P-103AB)加压后预热至 248的除氧水，一部分送至中压汽包(213-V-103)中，饱和水通过自然循环方式分别进入转化炉对流段的蒸发段和转化气蒸汽发生器(213-E-101)发生 3.8MPa(G)饱和蒸汽，该饱和蒸汽经转化炉对流段的蒸汽过热段过热至420后，大部分供转化炉配汽自用，其余送至 3.5MPa(G)蒸汽管网；另一部分除氧水送至一段加氢反应器中压汽包(213-V-112)，饱和水通过自然循环方式经一段加氢反应器(213-R-101A)发生3.8MPa(G)中压饱和蒸汽，该饱和蒸汽可直接外输至中压蒸汽管网或减压送至1.0MPa(G)低压蒸汽管网。 c) 加药系统及排污系统 固体磷酸三钠送入加药装置(213-PK-101)溶解器中，用来自中压锅炉给水泵的除氧水溶解后经加药泵将药液分别送至中压汽包(213-V-103) 、一段加氢反应器中压汽包(213-V-112)和油品加氢改质装置汽包。 为了减少系统的热损失并保护操作环境，设置了连续排污扩容器(213-V-109)和定期排污扩容器(213-V-110)。由于中压产汽系统的排污水温位较高，首先送至连续排污扩容器，扩容蒸汽引入除氧器。 扩容后的排污水送入定期排污扩容器， 并加入新鲜水冷却至40以下排放。 详见工艺流程图，图号：PR-02/108110。 8) 公用工程系统 该装置与油品加氢改质装置、芳烃选择性加氢精制装置共用燃料气、除盐水、蒸汽、生产给水、循环冷却水、净化压缩空气、非净化压缩空气及氮气等公用工程管网系统。三套装置的公用工程统一计量。 详见工艺流程图，图号：PR-02/301302。 4.2 主要操作条件 4.2.1 原料气压缩机（213-C-101AB） 入口压力 0.8 MPa（G） 出口压力 3.3 MPa（G） 4.2.2 原料气加氢、脱硫 1) 一段加氢反应器（213-R-101A） 入口温度 220280 出口温度 280320 2) 二段加氢反应器（213-R-101B） 入口温度 280320 出口温度 360 加氢后原料气烯烃含量 0.1%(V) 3) 一段脱硫反应器（213-R-102A） 入口温度 360 出口温度 360 4) 二段脱硫反应器（213-R-102B） 入口温度 360 出口温度 360 脱硫后净化原料气硫含量 0.1ppm 4.2.3 烃类水蒸汽转化 转化炉（213-F-102） 转化炉管入口温度 500 转化炉管出口温度 820 水碳比（H2O/C） 3.90 转化炉管出口甲烷含量 6.0%（v） 4.2.4 一氧化碳变换 中温变换反应器（213-R-103） 中变反应器入口温度 360 中变反应器出口温度 411 中变反应器出口CO含量 3.0%（v） 4.2.5 PSA氢提纯 见PSA氢提纯系统设计文件。 5 装置物料平衡 表5-1 装置物料平衡（计算值）6 主要设备选型及工艺计算汇总 6.1 主要设备选型 6.1.1 反应器类 1) 一段加氢反应器(213-R-101A)直径2400，采用等温床列管式反应器，换热管规格45x3，换热管长6m，换热管总数1415根。壳程介质为除氧水、水蒸汽，材质为Q345R。管程介质为原料气，换热管材质为15CrMo钢。该反应器需整体热处理。 2) 二段加氢反应器(213-R-101B)直径1800，选用绝热固定床反应器，壳体材质为15CrMoR，内件为0Cr18Ni10Ti。该反应器需整体热处理。 3) 一段脱硫反应器(213-R-102A)、二段脱硫反应器(213-R-102B)直径均为2000，选用固定床反应器，外壳材质为15CrMoR，内件为0Cr18Ni10Ti。反应器需整体热处理。 4) 中温变换反应器(213-R-103)直径2400，采用固定床反应器，外壳材质为15CrMoR，内件为0Cr18Ni10Ti。该反应器需整体热处理。 6.1.2 塔类 1) 酸性水汽提塔(213-T-101)直径1200，采用填料塔，选用鲍尔环散堆填料，填料规格38X38X0.6，填料高度3.5m，填料材质0Cr18Ni9，塔体材质0Cr18Ni9。 6.1.3 容器类 四台中变气分水罐(213-V-104107) 直径均为1000，操作介质为中变气和酸性冷凝水，设备材质0Cr18Ni9。 6.1.4 冷换类 锅炉给水第二预热器(213-E-102AB)、锅炉给水第一预热器(213-E-103)、中变气水冷却器(213-E-105)均选用双壳程U形管式换热器，直径800，管束材质为0Cr18Ni9，壳体材质为Q345R。 除盐水预热器(213-E-104) 选用单壳程 U 形管式换热器，直径700，管束材质为0Cr18Ni9，壳体材质为0Cr18Ni9。 6.1.5 空冷类 中变气空冷器选用干式空冷器，其介质过流部分材质采用0Cr18Ni10Ti。 6.1.6 工业炉类 1) 原料预热炉(213-F-101) 原料预热炉为圆筒形立式加热炉， 设计热负荷为1040kW，设计热效率为87%（LHV），保证热效率84% （LHV） 。 对流室、 辐射室炉管规格： 114.3X6，管路系统材料为1Cr5Mo，辐射段为双层轻质耐火浇注料，对流段、烟囱衬里材料为单层轻质耐火浇注料，钢结构及壁板材料为Q235-B.F。 2) 转化炉(213-F-102) 转化炉采用顶烧箱式炉炉型，炉顶设置 40 个气体燃烧器，炉内布置 4 排共 88 根转化管，转化炉管支撑采用下部固定、上部用弹簧吊挂的结构，其与出、入口集合管均采用尾管连接。 转化炉管路系统各段材料选用情况及设计参数见表6.1-1。 表6.1-1 转化炉管路系统各段材料选用情况及设计参数炉衬材料 辐射段端、侧墙炉衬下部采用耐火砖作为耐火层，耐火纤维板作为隔热层；上部和辐射段炉顶炉衬采用耐火纤维模块作耐火层；对流段及烟囱衬里材料为轻质耐火浇注料。 钢结构及炉壁板 钢结构及炉壁板材料为Q235-B.F。 3) 转化炉蒸发段 转化炉蒸发段选用自然循环水管式余热锅炉，设计热负荷为5130kW，材质为20G。 4) 转化气蒸汽发生器(213-E-101) 转化气蒸汽发生器采用卧式自然循环火管式结构型式，设计热负荷为 11228kW。炉体中间设置旁通管，转化气出口设置调节机构，以调节出口转化气温度。转化气蒸汽发生器和转化炉蒸发段共用1台汽包(213-V-103)。炉管采用15CrMo无缝钢管。 5) 烟囱(213-SK-101) 烟囱高度45m，带隔热衬里，材质为碳钢。 6.1.7 机械类 原料气压缩机(213-C-101AB)选用往复式，共两台，一开一备，型号为11-2DF-B2-NL。设计流量147Nm3/min，设计出口压力3.3MPa(G)，轴功率 503kW，电机功率 560kW，电机型号YAKK710-16。 6.1.8 PSA氢提纯系统 PSA氢提纯系统详见四川亚联高科技股份有限公司提供的设计文件。 6.1.9 主要设备汇总 6.1-2 主要设备汇总6.2 工艺计算汇总 6.2.1 工业炉类设备工艺计算汇总 表6.2-1 原料预热炉计算汇总表6.2-2 转化炉计算汇总236.2-3反应器类设备工艺计算汇总见表6.2-4 塔类设备工艺计算汇总见表6.2-5 冷却换热设备工艺计算汇总见表6.2-6容器类设备工艺计算汇总见表 6.2-7 安全阀工艺计算汇总见表 757 消耗指标及能耗 7.1 催化剂、化学药剂及辅助材料 7.1.1 催化剂 1) 加氢催化剂 表7.1-1 加氢催化剂性质2) 脱氯剂及脱硫剂 表7.1-2 脱氯剂及脱硫剂性质3) 转化催化剂 表7.1-3 转化催化剂性质4) 中变催化剂性质 表7.1-4 中变催化剂性质5) 催化剂用量汇总表 表7.1-5催化剂用量汇总表6) 吸附剂 (PSA氢提纯系统) 表7.1-6 吸附剂装填量表7.1.2 化学药剂 表7.1-7化学药剂消耗量7.1.3 辅助材料 1) 瓷球及填料 表7.1-8 瓷球及填料性质2) 瓷球及填料装填量 表7.1-9 瓷球及填料装填量7.2 公用工程消耗 7.2.1 水用量(见表7.2-1) 7.2.2 电用量(见表7.2-2) 7.2.3 蒸汽用量(见表7.2-3) 7.2.4 压缩空气用量(见表7.2-4) 7.2.5 氮气用量(见表7.2-5) 7.2.6 燃料气用量(见表7.2-6) 7.2.7 装置消耗量汇总(见表7.2-7) 表7.2-1 水用量表7.2-2 电用量表7.2-3 蒸汽用量表7.2-4压缩空气用量表7.2-5氮气用量表7.2-6 燃料气用量表7.2-7 装置消耗量汇总 7.3 能耗计算 能耗计算见表7.3-1。 表7.3-1 能耗计算(计算方法按GB/T50441-2007规定)注：设计产品氢气量20000.3Nm3/h 7.4 节能措施1) 变压吸附尾气全部用作转化炉的燃料，最大限度减少燃料气用量。 2) 装置内的高温位热源（如转化炉高温烟气、高温转化气等）发生中压蒸汽，与发生低压蒸汽相比，节能18.98kg标油/1000Nm3 氢气。 3) 一段加氢反应器采用列管式等温床反应器，烯烃饱和反应产生的热量发生3.8MPa中压蒸汽，既满足了一段加氢反应的等温要求，又可发生中压蒸汽3.58t。 4) 烟道气、转化气的产汽系统采用二合一的自然循环式产汽流程，减少了动力消耗。 5) 转化过程选用适宜的水碳比，有利于降低转化炉的燃料消耗。 6) 优化换热流程，合理利用余热温位，提高有效能利用效率。 合理利用转化炉烟气能量。 根椐加热各介质温位和转化炉烟气能级确定对流室各吸热段的位置，以节省燃料。 利用烟道气低温位余热预热燃烧空气，有利于降低转化炉的能耗。 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。 利用中变气高温位余热预热锅炉给水、除盐水，降低装置能耗。 7) 除氧器除氧采用连续排污所产生的扩容蒸汽，节能5.05kg标油/1000Nm3氢气。 8) 采用空气冷却中变气，减少循环水用量772t/h，节能3.86kg标油/1000Nm3氢气。 9) 从中变气中分离出的酸性凝结水， 经汽提后送往除氧器， 节约除盐水用量16.07t/h，节能1.85kg标油/1000Nm3氢气。 8 生产控制分析 该装置所生产的产品为工业氢气。设计要求对原料、产品、过程物流进行指标控制及相应分析的项目列于表8-1。 表8-1 生产控制分析注：除上述分析项目外，还有下列在线分析： 1) 转化炉辐射段出口烟气氧含量分析，量程为 010%V。 2) 提氢塔出口气体氢含量分析，量程为 98%100%V。 3) 产品氢CO+CO2微量分析，量程为 0100ppm。 9 环境保护 9.1 污染物排放及副产品的回收 9.1.1 副产品的回收及利用 该装置副产的脱附气全部送至转化炉作燃料气；从中变气分离出的酸性凝结水汽提净化后全部送入除氧器除氧后作锅炉给水；中压汽包的连续排污水经连续排污扩容器产生扩容蒸汽后作除氧器的汽提蒸汽。 9.1.2 废气污染源及污染物 该装置的主要废气污染源是原料预热炉和转化炉排放的烟气，烟气排放量及组成见表9.1-1。 表9.1-1 烟气排放量及组成该装置开、停工排放及事故状态下安全阀泄放的易燃、易爆气体均密闭排放至工厂火炬系统焚烧。 9.1.3 废水污染源及污染物 该装置产生的废水包括装置开停工和机泵冷却排放的含油污水、地面冲洗水、定期排污扩容器排放的含盐污水。装置排放废液基本情况见表9.1-2。 表9.1-2 装置排放废液基本情况 9.1.4 废渣污染源及污染物 该装置废渣包括反应器和转化炉定期更换的废催化剂、瓷球以及提氢塔定期更换的废吸附剂、瓷球。废渣排放情况列于表9.1-3。 表9.1-3 废渣排放表9.1.5 噪声 该装置的噪声主要来源于压缩机、风机、泵、空冷器风机、原料预热炉和转化炉燃烧器、中压蒸汽放空。 9.2 污染治理措施 为贯彻国家颁布的环境保护法律、法规，在发展生产的同时保护好人类赖以生存的环境，该项目在设计中主要采取了以下污染防治措施和控制方案： 9.2.1 废气治理 开、停工排放及事故状态下安全阀泄放采用密闭排放系统，防止气体泄漏。原料预热炉和转化炉的烟气分别通过20米烟囱和45米烟囱排放，烟气排放符合国家标准大气污染物综合排放标准（GB16297-1996）。 9.2.2 废水治理 废水的治理遵循“清污分流，分类排放”的原则。 1) 开、停工及机泵冷却排放的含油污水收集后，排入现有厂区污水处理场统一处理。 2) 产汽设备排出的少量含盐污水经新鲜水冷却后，排入现有厂区污水处理场处理。 9.2.3 废渣治理 该装置排放的废渣为定期更换的废催化剂和瓷球，其中废催化剂经工艺钝化处理后送有资质的环保处理单位回收处理；定期排放的废瓷球，首先进行蒸汽脱污处理，然后采用无害化填埋方式处理。 9.2.4 噪声控制 本设计优先选用低噪声的电机；原料预热炉和转化炉燃烧器选用噪声85dB；中压蒸汽放空管道设置消声器。采用上述措施后，该装置的噪声指标符合石油化工企业环境保护设计规范（SH3024-95）的要求。 10 职业安全卫生 10.1 生产介质的危害 该装置涉及到的主要工艺介质及其特性见表10.1-1。 表10.1-1 主要工艺介质及其特性10.2 主要生产岗位危险因素分析 该装置处理的物料为易燃、易爆介质。主要生产岗位危险因素分析见表10.2-1。 表10.2-1 主要生产岗位危险因素分析 10.3 生产过程中的主要有毒有害物质 1) 该装置生产过程中对人体健康产生危害的物质主要有氢气、甲烷、乙烷、乙烯等，这些物质的性质如下： 氢气(H2)：氢气为无色、无臭、无味、无毒、易燃易爆的气体；在空气中的自然点530，爆炸极限为4.174.2%。 甲烷(CH4)：甲烷为无色、无臭的气体，比重 0.55，分子量 16.03，沸点-161.58（760mmHg）,甲烷与空气混合达 5.815%浓度遇火就会爆炸，甲烷浓度达 2530%以上就会使人缺氧导致呼吸困难。 乙烯(C2H4)：乙烯为无色气体，有特殊的香味。比重0.61，分子量28.05，沸点-104，爆炸极限为 2.70%，乙烯与空气混合物在接触任何火源时都可燃烧。在空气中，乙烯是一种窒息剂，浓度为50%而氧含量低于11%，能使人昏迷，更低则使人死亡。 其它：乙烷、丙烷、丙烯等烃类气体均为易燃、易爆、无毒气体，浓度高时都使人因缺氧而导致呼吸困难。 2) 粉尘危害 装置定期装卸催化剂，可能造成粉尘污染，车间空气中最高允许浓度为10mg/m3。 3) 噪声危害 噪声主要来源为装置的机泵、空冷器、压缩机、鼓风机、加热炉、转化炉及各种管线放空等。 10.4 安全卫生措施 10.4.1 安全措施 1) 爆炸危险场所划分根据 爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范 GB50058-92的规定，按装置的爆炸危险环境和火灾危险环境进行区域划分。该装置火灾危险分类为甲类，爆炸和火灾危险场所划分为2区。 2) 设备平面布置、设备选型满足防火、防爆安全规范要求，并针对制氢装置高温、中压、临氢、易燃、易爆等特点，将同类设备分区集中布置，以利于安全管理和安全操作。 3) 装置中的明火源（加热炉、转化炉）放置在装置甲类危险设备的全年最小风频的下风向，与工艺设备的防火间距满足石油化工企业设计防火规范 GB50160-2008。 4) 对工艺操作中可能超压的反应器、容器等设备均设置安全泄压设施，泄放的易燃、易爆气体密封排入火炬系统。 5) 为确保安全操作，保障设备及人身安全，装置工艺上设有自动安全联锁保护系统。 6) 温度、压力、液面等变化可能导致不安全因素，设计中设置了高、低限报警系统。 7) 关键转动设备的备用率按照100%设置，以确保安全连续生产。 8) 在装置区内有可能泄漏并积聚易燃易爆气体的场所， 按有关规范的要求设置10台 （不含PSA区）可燃气体浓度检测报警器，确保可燃气体泄漏的及时发现。 9) 生产装置设备均为露天布置， 压缩机厂房为半敞开式， 有利于易燃易爆气体及时扩散。 10) 转化炉设有10个防爆门，原料预热炉设有1个防爆门，作为泄爆措施。 11) 原料预热炉、转化炉燃料气管线上设有阻火器，以防回火。 12) 所有钢框架、管架四米以下立柱、设备裙座均涂有防火层。 13) 各部分均设有固定的消防蒸汽管线和足够的软管站，使可能出现泄漏的点均在消防蒸汽软管范围之内。 10.4.2 劳动卫生防护 1) 装置内设交接班室、更衣室及室外操作人员休息室。 2) 对外表面温度大于60而且人员有可能接触的管道及设备均实行防烫保温。 3) 仪表控制室设置在爆炸危险区域外，室内设人工采光，安装空调系统。 10.4.3 消防设施 1) 严格执行防火规范。 2) 为了提高防火安全的可靠性和自救能力， 装置设有消防设施，在适当位置设置消火栓。 3) 装置内设有5个火灾手动报警按钮，并将报警信号送至控制室内的报警盘上。 4) 根据场所不同，按照设计防火规范要求，设计上配置有减压稳压自泄式地上消火栓2个，减压稳压型箱式消防栓 3 套，MF/ABC8 型手提式干粉灭火器 48 具，自泄式消防水炮 2台，以满足安全消防的要求。 5) 装置内设置足够的软管站和蒸汽消防设施，满足规定要求的保护半径，使可能发生火灾的场所处于蒸汽消防的覆盖范围之内。 11 装置定员编制 操作定员的编制依据中国石化集团公司炼油生产劳动定员Q/SH 010 -2004。 该装置采用四班三倒制，总定员20人。定员见表11-1。 表11-1 装置定员表序号岗位操作班数人/班定员合计备注1班长2内操3外操4工艺工程师5设备工程师6装置长总计注：该装置生产管理人员由联合装置统一考虑。12 装置对外协作关系13 设计执行的标准目录 序号标准编号标准名称1GB 150-1998钢制压力容器（含第1、2号修改单）2GB/T 2588-2000设备热效率计算通则3GB/T 2589-2008综合能耗计算通则4GB 14554-93恶臭污染物排放标准5GB 16297-1996大气污染物综合排放标准6GB 50015-2003建筑给排水设计规范7GB 50016-2006建筑设计防火规范8GB 50058-2008爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范9GB 50126-2008工业设备及管道绝热工程施工规范10GB 50160-2008石油化工企业设计防火规范11GB/T 50441-2007石油化工设计能耗计算标准12SH/T 3003-2000石油化工合理利用能源设计导则13SH 3005-1999石油化工自动化仪表选型设计规范14SH 3009-2001石油化工企业燃料气和可燃性气体排放系统设计规范15SH 3010-2000石油化工设备和管道隔热技术规范16SH 3011-2000石油化工工艺装置布置设计通则17SH 3012-2000石油化工企业管道布置设计通则18SH 3015-2003石油化工企业给水排水系统设计规范续表：序号标准编号标准名称19SH 3024-95石油化工企业环境保护设计规范20SH/T 3032-2002石油化工企业总体布置设计规范21SH 3034-1999石油化工给水排水管道设计规范22SH 3035-2007石油化工企业工艺装置管径选择导则条文说明23SH/T 3040-2002石油化工管道伴管和夹套管设计规范24SH 3047-93石油化工企业职业安全卫生设计规范25SH/T 3053-2002石油化工企业厂区总平面布置设计规范26SH 3059-2001石油化工企业管道设计器材选用通则27GB50493-2009石油化工可燃气体和有毒气体检测报警设计规范28SH/T 3096-2001加工高硫原油重点装置主要指标设计选材导则29SH 3098-2000石油化工塔器设计规范30SH/T 3101-2000炼油厂流程图图例31SH/T 3108-2000炼油厂全厂性工艺及热力管道设计规范32SH/T 3116-2000炼油厂用电负荷计算方法33SH/T 3117-2000炼油厂设计热力工质消耗计算方法34SH/T 3118-2000石油化工蒸汽喷射式抽空器设计规范35SH/T 3120-2000石油化工喷射式混合器设计