焦化加制氢讲新学员PPT课件.ppt

1 运行二部三套主装置介绍 张松松2013年6月 2 焦化车间共有主装置三套 延迟焦化装置规模 40万吨 年加氢精制装置规模 40万吨 年 实际处理能力达60万吨 年 制氢装置规模 3000NM3 h 3 车间三套装置介绍 本车间三套装置联合配套 焦化部分采用国内成熟的常规焦化技术 运用一炉两塔工艺 井架式水力除焦系统 无堵焦阀 尽量多产汽 柴油 采用小循环比操作提高装置液收 加氢部分采用国内成熟的加氢精制工艺技术 催化剂采用丹麦托普索TK系列TK 570加氢精制催化剂 反应部分采用炉前混氢方案 汽提塔采用直接吹汽法 催化剂的预硫化采用湿法硫化方案 催化剂再生采用器外再生 工艺技术先进 设备全部国产化 操作安全可靠 制氢部分由上海华西化工科技有限公司开发设计 采用先进的烃类水蒸气制氢工艺 是最新的洁净生产工艺 4 5 6 7 8 9 1 延迟焦化的定义2 原料及产品3 延迟焦化工艺流程4 延迟焦化基本参数 延迟焦化装置 内容安排 10 延迟焦化定义 延迟焦化是将重质油在管式加热炉中加热 采用高流速和高强热度 使油品在加热炉中短时间内达到焦化反应所需的温度后 迅速离开加热炉进入焦炭塔 从而使焦化反应基本不在加热炉中进行 而延迟到焦炭塔中进行的加工过程 延迟焦化属炼油厂重要的二次加工工艺 11 延迟焦化装置的原料 焦化原料油根据上游装置可供的渣油 重油种类和数量 后继装置对焦化液体产品的质量要求来确定 常用的焦化原料油有以下几种 减压渣油 外采渣油 我公司主要原料来源 减粘裂化渣油炼厂的废渣 例如污水处理的废渣等 也可送入焦化装置处理以解决环保问题 12 延迟焦化装置的产品 在典型操作条件下 延迟焦化过程的产品及产品收率范围如下 焦化汽油 8 18 质量 焦化柴油 26 43 质量 焦化蜡油 15 25 质量 焦化气体 包括液化石油气和干气 5 10 质量 焦炭产率 国内原油22 30 质量 13 延迟焦化是一种主要的重油加工工艺 通过热裂解和缩合反应使重质烃类轻质化常规延迟焦化装置由焦化分馏 稳定 焦化反应 焦炭塔 加热炉 吹气放空系统和冷 切焦水处理等几个部分所组成 延迟焦化工艺流程 14 焦化工艺流程简介 一 焦化反应部分渣油自罐区来经过流量表 通过V101液控阀进入原料油缓冲罐V101 直进料温度180 正常进料温度130 后由对流进料泵P101 1 2抽出 经E101与柴油换热后经E102与蜡油换热 然后分成两路进入炉F 101对流段加热到240 左右 从对流段出来后进入分馏塔T102的1层和8层下与来自焦炭塔顶的油气换热 原料油中蜡油以上重组分与来自T101顶油气中被冷凝的循环油一起流入塔底 在330 左右温度下由辐射泵P102 1 2 3抽出分四路送入炉F 101 1的辐射段快速升温至495 左右 经斜管 四通阀进入T101 1 2底部 原料油中蜡油以上组分在焦炭塔内的高温和长停留时间条件下产生裂化缩合等一系列反应 最后生成富气 汽油 柴油 蜡油和焦炭 焦炭结聚于塔内 塔顶高温油气430 左右 经急冷油降温后 420 左右 进入分馏塔T102换热塔板下 15 焦化工艺流程简介 二 焦化分馏系统从T101 1 2顶流出的高温油气进入T102换热区与原料油直接换热 冷凝出循环油馏份 在控制蒸发段温度的条件下 其余大量油气上升进入蜡油集油箱 分馏段进行分馏从下往上分别产生蜡油 柴油和塔顶油气 分馏塔T102蜡油集油箱360 左右 由蜡油泵P106 1 2抽出 一路去吸收稳定进稳定塔底重沸器E306 1 2与稳定塔底油换热后再去解吸塔底重沸器E303 1 2 与解吸塔底油换热后与另一路P106 1 2抽出的蜡油混合去原料蜡油换热器E102 1 2 换热到210 后的蜡油一路去T101 1 2顶作急冷油 一路分成两条支路分别至T102第9层和12层塔板上作上下返塔 另一路去蜡油冷却器L102冷却 然后一路去储运部 另一路用作封油 甩油罐V104顶有一条去T102第9层塔板下做油气循环线 16 焦化工艺流程简介 中段回流自T102的13层塔板上抽出经中段回流泵P112 1 2 然后去中段回流蒸汽发生器E103冷却到200 后返回到T102的19层塔盘上 柴油经柴油泵P105 1 2从T102的柴油集油箱内抽出后 进入渣油 柴油换热器E101 1 2与原料油换热 然后去柴油 除氧水换热后进空冷器A103 L104 1 2冷却 然后一路分成两条支路作回流返回T102的20 24层塔板上做柴油上下回流 另一路柴油经柴油冷却器L104冷却到40 后去半成品罐区 另一路去加氢反冲洗过滤器前 顶循回流经过P111 1 2从T102的32层上抽出后进入顶循空冷器A102 1 2后冷却到55 一路作塔顶回流 汇同冷回流返回到T102的33层塔板上 T102顶出来的油气经T102顶油气空冷器A101 1 2后 去T102顶后冷器L101 经冷却后进入T102顶回流罐V103 V103顶出来的富气去吸收稳定 V103分离出的含硫污水由脱水包经含硫污水泵P113 1 2抽上去动力 V103分离出的粗汽油由粗汽泵P107 1 2抽出 然后一路作冷回流汇同顶循返至T102的33层塔板上 一路去吸收稳定作吸收剂 另一路去半成品罐 17 焦化工艺流程简介 三 吹气放空及甩油系统焦炭塔 T l0l 1 2 吹汽 冷焦产生的大量蒸汽及少量油气 进入接触冷却塔 T 103 下部 塔顶部打入冷却后的重油 洗涤下来自焦炭塔顶大量油气中的重质油 重质油进入塔底用接触冷却塔底泵 P 114 1 2 抽出后经接触冷却塔底油及甩油水冷器 L 105 1 冷却后送往接触冷却塔顶或送出装置 塔顶流出的大量水蒸气经接触冷却塔顶空冷器 A l04 1 4 接触冷却塔顶水冷器 L 701 1 2 冷却到40 进入接触冷却塔顶气液分离罐 V 105 轻污油 由污油 污水由泵P 108送至G903 不凝气排入放火炬烧掉 18 焦化工艺流程简介 四 除焦系统本装置焦碳塔 T 101 1 2 座 采用全井架水力除焦 切焦水用高压水泵P 110直接抽高压回水罐 V 110 的水 经遥控阀 隔断阀 高压水龙带 旋转接头 钻杆 切焦器打入焦碳塔内除焦 除焦水和焦碳一同流入焦池 切焦水经焦池 沉淀池 切焦水泵 过滤器返回高压回水罐 切焦水循环使用 不足时补充新鲜水入高压回水罐 V 110 19 焦化工艺流程简介 五 吸收稳定系统焦化富气自V103顶来经过压缩机K301 1 2 3压缩后进入富气空冷器A301 1 2冷却 然后汇同解吸塔T302顶解吸气以及来自吸收塔底经吸收塔底泵P302 1 2抽出的吸收塔底富吸收油一同进入富气冷却器L301 1 2后 进入富气分液罐V301进行油水汽分离 水经脱水包脱出后出装置 油相经解吸塔进料泵P302 1 2抽出送入解吸塔进料换热器E304 1 2与稳汽油换热后进入解吸塔T302的30层塔板上作进料 气相进入吸收塔T301的1层塔板下向上与来自P107 1 2抽出送入吸收塔T301的32层塔板上作吸收剂的向下行的粗汽油以及来自稳定汽油泵P305 1 2抽出送入T301的34层塔板上向下作补充吸收剂的稳定汽油在T301内逆向接触 吸收剂吸收富气中的C3以下重组分 T301顶的贫气进入再吸收塔T304的一层塔板下 然后向上与来自焦化柴油泵的柴油 作再吸收剂 逆向接触 T304顶干气去干气脱硫塔T401 T304底的富吸收柴油返回焦化分馏塔 T301设置了一个中段回流 由T301的17层塔板下抽出 经过中段回流泵P303 1 2抽出 再经过吸收塔中段回流冷却器L302 1 2 冷却后返回到T301的16层塔板上 中段抽出的下方 以取走吸收塔释放的热量 V301的粗汽油经解吸塔进料泵P301 1 2抽出经E304 1 2后进入T301 T302底设有一个重沸器 由T302抽出的脱乙烷油经解吸塔底重沸器 E303 是由来自焦化分馏的蜡油换热后 靠虹吸及沸腾原理返回T02的一层塔板下 T302底的脱乙烷油经稳定塔T303进料泵P304 1 2进入T303的24层塔板上 T303顶回流 T303顶气经过T303顶冷却器L307 1 2冷却后进入稳定塔顶回流罐V302 V302进行汽液水相分离 含硫污水出装置 液相经液化气泵 T303顶回流泵 P306 1 2抽出后一部分作塔顶回返回T303第46层塔板上 一部分出装置去液化气脱硫塔T402脱硫 T303底重沸 稳定汽油由T303底抽出后经稳定塔底重沸器L306 由蜡油提供热量 后靠虹吸及沸腾原理返回T303的一层塔板下 稳定汽油由T303先经E304与脱乙烷汽油换热再经稳汽空冷器A302 1 2 再经稳汽冷却器L305再由稳定汽油泵P305抽出 一部分去吸收塔作补充吸收剂 另一部分出装置 20 焦化工艺流程简介 六 脱硫部分干气进入干脱塔T401的1层塔盘下向上与来自贫液泵P401 1 2抽出的贫液向下进入T401的22层塔板上 在T401中逆向接触 干气中的硫与贫液中的二乙醇胺生成含硫络合物达到脱硫目的 液脱塔同理 T401顶干气 T402顶液化气分别经过干气溶剂沉降罐V402 液化气溶剂沉降罐V403后 沉降的富液汇同T401 T402的富液去再生塔T403 干气去并网 液化气去液化气罐区 来自T401 T402的富液进入富液闪蒸罐V405 V405顶气体放火炬 底富液经富液泵P402 1 2升压后进贫富液换器E401 1 2与T403底出来的贫液换热后进入T403的4层塔板上 富液在T403的温度下把H2S解析了来 T403顶回流 T403顶酸性气先经过T403顶冷却器L403 1 2冷却 然后进入再生塔顶回流罐V406进行气液分离 V406顶气体放火炬控制T403压力 底液体经过再生塔回流泵P403 1 2抽出升压返回T403的25层塔盘上 T403底重沸 由403底一层塔板下抽出进入塔底沸器E404 由蒸汽加热 靠虹吸及沸腾原理返塔 后经蒸汽加热后返回抽出口下方返塔T403 T403底再生后贫液先经闪蒸后 贫富液换热器E401 1 2换热后至贫液泵P401 1 2 经泵升压后 分别进入T401 T402进行脱硫 21 原料性质操作温度操作压力循环比 延迟焦化基本参数 22 1 原料性质延迟焦化装置可以处理多种原料 不同原料对操作 产品收率 产品性质的影响是不一样的 影响比较大的是原料的残炭值 硫含量 金属含量以及特性因数 残炭值 残炭值大小是原料油成焦倾向的标志 在操作条件一定时 焦炭产率随原料油残炭的增加而增加 经验证明 一般情况下焦炭产率约为原料油残炭值的1 5 2倍 残炭值已经是选择炉出口温度的参数之一 由于裂解反应为吸热反应 缩合为放热反应 缩合为放热反应 因此达到同样的焦化深度 残炭值高的加热炉出口温度可适当的选择低些 硫含量 原料油含硫高给焦化过程及其后部系统带来腐蚀 而原料油中的硫经焦化过程后大部分聚集到焦炭中影响焦炭的品位 降低其使用价值 延迟焦化基本参数 23 盐含量 原料油中的盐类在焦化炉管里由于原料油的分解 汽化而结晶 沉淀成盐垢 这些盐垢又吸附胶质和沥青质 构成焦炭焦核 加速炉管结焦 影响开工周期 另外 金属盐大部分沉积在焦炭中又影响石油焦的质量 临界分解温度 是指油品在临界状态下开始分解和生焦的温度 不同性质的原料有不同的临界分解温度 研究认为油品在临界分解温度范围内最易结焦 时间越长 油品结焦的几率越大 为避免炉管结焦 油品在临界分解温度范围那段炉管内的停留时间越短越好 因此油品应当以高速 湍流状态通过这段炉管 但是油品性质决定在临界分解温度范围内 有些油品的汽化率不足 那么通过这段炉管的流速较低这种情况下 可以向炉管内注入蒸气或软化水来提高介质的流速以达到减少炉管结焦的目的 24 我公司的延迟焦化装置加热炉出口温度一般均控制在492 497 范围之内 2 操作温度操作温度是指焦化加热炉出口温度在压力和循环比一定时 焦化温度每增加5 5 瓦斯油收率增加1 1 适当增加反应温度对焦化是有利的焦炭塔温度过高 容易造成泡沫夹带和促进弹丸焦的生成在操作中用加热炉出口温度及T101顶压力来控制焦炭的挥发分含量 延迟焦化基本参数 25 3 操作压力操作压力是指焦炭塔顶压力 焦炭塔顶压力下限值是为克服焦化分馏塔及后继系统压降所需的压力操作温度和循环比固定之后 提高操作压力将使塔内焦炭中滞留的重质烃类增多 使焦炭的产率增加 气体产率也略有增加 C5以上的液体产品产率下降 焦炭的挥发分含量也会略有增加延迟焦化工艺的发展趋势是降低操作压力 以提高液体产品的收率我公司焦化装置的操作压力在0 12 0 155MPa之间 延迟焦化基本参数 26 延迟焦化基本参数 4 循环比循环比是对装置处理能力 产品性质及其分布都有影响的重要操作参数延迟焦化循环比的定义有二种 循环比 循环油量 新鲜原料油量联合循环比 CFR 新鲜原料油量 循环油量 新鲜原料油量 1 循环比 27 焦化产品收率 焦化装置关键设备 加热炉 焦炭塔 分馏塔 辐射泵 富气压机等 28 内容安排 1 加氢精制的定义2 原料及产品3 加氢精制工艺流程4 加氢精制基本参数 加氢精制装置 29 30 加氢精制定义 加氢精制就是将原料油在一定的温度 压力 催化剂和临氢条件下 发生化学反应 将油品中的含硫 氧 氮等非烃物转化成H2S H2O和NH3后予以脱除 使不安定的烯烃和稠环芳烃饱和 截留金属杂种 从而改善油品性质的加工工艺 31 加氢装置原料 本装置的原料油主要为焦化柴油 焦化汽油 同时掺炼直馏柴油 催化柴油 部分不合格回炼油 原料气 氢气 2019 12 29 32 33 加氢产品 加氢柴油 合格产品加氢石脑油 加氢汽油 辛烷值低 不能作为产品出厂 用作重整原料或乙烯原料 34 影响加氢反应的主要因素 反应压力反应压力的影响是通过氢分压来体现的 系统的氢分压高低决定于操作压力 氢油比 循环氢纯度及原料油的性质 P氢气 P系统 系统氢气体积浓度对原料是气相的加氢精制过程 提高反应压力 导致反应时间的延长 从而增加了加氢精制的深度 特别是氮的脱除率有较明显的提高 汽柴油加氢精制的操作压力一般为4 0 8 0MPa 操作压力的提高有利于加氢精制深度的提高 35 反应温度硫 氮非杂环化合物的氢解是不可逆反应 一般不受热力学平衡限制 反应温度提高有利于反应速度的提高 但在不同压力下存在极限反应温度 超过这一极限温度 脱硫 脱氮的转化率会下降 芳烃加氢属于可逆反应 温度过高会发生单环或双环环烷烃脱氢反应 从而使十六烷值降低 加氢精制的操作温度 在通常的压力范围内 一般控制在300 400 操作温度的提高有利于转化率的提高 36 氢油比 氢油比是通过催化剂床层氢气与原料油的体积比 在压力 空速一定时 氢油比影响反应物与生成物的气化率 氢分压以及反应物与催化剂的实际接触时间 对转化率有较大影响 氢油比的增大虽然能提高转化率 保护催化剂 但也增加了循环氢量 即增加了动力消耗和操作费用 加氢的氢油比一般为400 600 37 空速 空速是控制加氢深度的一个重要参数 指每小时每立方米催化剂所处理的原料体积数 空速降低 反应物与催化剂的接触时间延长 精制深度加深 床层温度上升 耗氢增加 但设计空速过低 反应容积利用率太低 降低了生产能力 增加了设备投资 对柴油馏分空速一般控制为1 0 3 0h 1之间 38 其它 TK 570主要成分 MoO3NiOWO3 加氢催化剂 39 加氢精制工艺流程简介 1 反应部分原料油自罐区经罐区泵输送至装置 经原料自动反冲洗过滤器SR201 1 2 滤去杂质后进入滤后原料缓冲罐 V201 再由反应进料泵P201 1 2 抽出升压后 先与氢气 新氢机出口的新氢及循环氢机出口的循环氢混合的氢气 混合 经精制油与原料油换热器E203 1 2换热后 再经反应产物与混氢油换热器E201 1 2换热升温至250 然后经反应进料加热炉201加热到300 自上而下流经加氢精制反应器R201 在反应器中 原料油和氢气在催化剂作用下 进行加氢脱S N O 烯烃饱和等精制反应 从加氢精制反应器出来的反应产物 330 经混氢油与反应产物换热器E201 1 2后 再经反应产物与汽提塔进料换热器E203 1 4后 冷却到260 再进入反应产物空冷器A201 1 2后 再进入反应产物水冷器L201 1 2后 冷到45 左右进入高压分离器V202进行油 水 气三相分离 为了防止加氢反应生成的H2S和NH3 在低温下生成铵盐堵塞空冷器 在空冷器前注入除氧水 高分顶气体即循环氢经循环氢K202升压力与经新氢机下K201压缩的新氢混合 返回到反应系统 从V202中底出来的液体减压后进到低压分离器V203 继续行油气分离 油相去脱硫汽提塔T201 气体放火炬或去脱硫 高分底部的含硫污水出装置 装置的补充氢由焦化干气制氢装置生产的氢气和氢气卸车氢气组成 经新氢压缩机入口分液罐V206分液后进入新氢压缩机K201 经四级升压后与循环氢压缩机K202出口的循环氢混合成为混合氢 40 加氢精制工艺流程简介 2 分馏部分低分油自V203出来进入低分油与反应产物换热器E202 1 4升温后 进入脱硫汽提塔T201的1 12 20层上 T201设有20层高效浮阀塔盘 塔底用经炉201过热的蒸气作汽提蒸汽 塔顶油气依次经T201顶空冷器A202 T201顶水冷器L202 冷至40 后进入T201顶回流罐V204进行油 水 气三相分离 闪蒸出的气体去脱硫 水相 含硫污水 出装置 V204液相经T201顶回流泵P203 1 2升压后 全部作为顶回流 T201顶由缓蚀剂泵P206 1 2从缓蚀剂罐V209抽出后注入缓蚀剂 T201底油在T201底液控调节阀控制下进入分馏塔T202的8 12 16层上 T202设有24层高效浮阀塔盘 T202顶油气经T202顶空冷器A203 T202顶水冷器L205冷至40 后进入T202顶回罐V205 回流罐压力通过调节阀放火炬控制 V205液相经T202顶回流泵P208 1 2升压后 一部分作为分馏塔顶回流 另一部分作为产品 石脑油 送出装置 V205分水包分出的含油污水去污水处理 T202塔底油一部分经T202底重沸炉泵P209 1 2 经重沸炉202加热后返回T202 另一部分经精制油泵P202 1 2抽出后经精制油与原料油换热器E203 1 4换热后 进入精制柴油油空冷器A204冷却后 进入柴油水冷器L203冷至不大于60 后 再经精制柴油出装置流控调节阀送入成品罐区 41 加氢主要设备 加氢反应器 加热炉 塔器 换热器 空冷器 容器 压缩机 原料油过滤器等 42 1 制氢的工艺原理2 原料及产品3 制氢工艺流程4 制氢基本参数 制氢装置 内容安排 43 44 45 制氢工艺原理 轻烃蒸汽转化法制氢过程分为原料的净化 烃蒸汽转化 CO中温度变换等工艺 原料净化时原料气在一定的温度 氢气压力和空速条件下 借助加氢催化剂作用 把原料气中硫化物 氯化物脱除 使原料气含硫量降至0 5PPm 含氯量降至1PPm 以保护好后续催化剂的正常运行 当烃类蒸汽转化的精制原料气在一定压力 温度 空速 水碳比和催化剂作用下 烃和蒸汽进行反应 转化成气体氢和一氧化碳 同时伴生CO2和少量的残余CH4 转化气进行中温变换在一定的温度 压力 空速 水气比和催化剂作用下 将CO与水反应生成氢气和CO2 46 转化 制氢装置采用烃 水蒸汽转化法生产工业氢 转化是整个制氢的核心部分 转化的实质是轻质烃类按一定的比例与水蒸汽混合后 在较高温度条件下 在装有转化催化剂的转化炉管中发生反应 使烃类转化成氢气及一氧化碳和二氧化碳 转化反应是一种强吸热反应 CH4 H2O CO 3H2吸热CH4 2H2O CO2 4H2吸热CO H2O CO2 H2放热变换 转化气中除了目的产物氢气外 还有大量的副产物一氧化碳 二氧化碳及少量未转化完的甲烷 转化气在一定的工艺条件下及变换催化剂的作用下 其一氧化碳将与转化气中的过剩水蒸汽发生如下变换反应 CO H2O CO2 H2变换后的结果是一来提高了产氢率 二来将难以从转化气中分离的一氧化碳气体转变成了较易脱除的二氧化碳 烃类蒸汽转化制氢过程分为转化和变换两个阶段 47 原料及产品 原料 焦化干气 除盐水产品 氢气重催干气不能用作制氢原料 48 制氢工艺流程 钴 钼加氢转化脱有机硫 脱氯 氧化锌脱无机硫 烃类 水蒸汽转化 一氧化碳变换 PSA提纯 制氢工艺过程可分为如下几个步骤 49 基本工艺流程 50 影响脱硫效果的主要因素 温度 压力 空速及催化剂活性的高低 温度 温度高 反应速度快 有利于脱硫反应的进行 另外 提高操作温度可以显著地提高脱硫剂的硫容 压力 压力提高 反应速度增加 有利于氧化锌脱硫 空速 空速降低 反应时间长 有利于完全脱硫 另外 降低空速可提高脱硫剂的硫容量 51 影响烃类转化反应的主要因素如下 水碳比 提高水碳比 转化出口气体中甲烷的平衡浓度下降 即有利于转化反应的进行 温度 因为转化是强吸热反应 所以无论是从化学平衡还是化学反应速度来讲 提高温度都会有利反应的进行 在实际生产中 温度是转化过程中常用的 行之有效的一种调节手段 压力 烃类转化反应是体积增大的反应 压力高将不利于反应的进行 但提高操作压力能显著提高装置的生产能力 空速 空速低时 反应停留时间长 会使反应进行得更加完全 烃类转化率提高 另外 催化剂的性能 如活性 选择性 抗结碳性 稳定性 强度 寿命等 均可对转化反应产生重要影响 52 影响变换反应的因素 温度 降低温度反应平衡常数增大 有利于平衡向产物方向移动 但反应速度随之减慢 温度升高有利于提高反应速度 但对降低平衡CO含量不利 压力 由于变换是一个等体积反应 压力几乎对反应不产生任何影响 空速及汽气比 空速及汽气比受处理量及转化等过程的制约 故在生产过程中均不做为调节手段 变换过程的正常调节手段只有其温度 一般在开工初期调到比较低的温度 到生产末期适当提高温度以补偿催化剂活性下降 53 PSA 变压吸附 变压吸附是对气体混合物进行分离提纯的工艺过程 该工艺是多孔性固体物质内部表面对气体分子的物理吸附 混合气体中的杂质组分在高压具有较大的吸附能力 低压下具有较小的吸附能力 就是利用这种原理吸附剂吸附 解析达到循环吸附解析过程 54 制氢工艺流程简介 制氢装置的主要部分组成 1 原料气压缩部分2 脱硫部分3 转化部分4 中温变换部分 55 制氢工艺流程简介 1 原料气压缩部分来自装置外的焦化干气进入原料油缓冲罐 V1001 经原料气压缩机 C1001 升压后进入原料预热炉 F1001 预热至300 进入脱硫部分 本装置的备用原料为来自装置外的石脑轻油 进入原料缓冲罐 V1009 经原料泵升压后与装置外来的循环氢混合进料原料预热炉 F1001 预热至380 56 制氢工艺流程简介 2 脱硫部分进入脱硫部分的原料气 进入加氢反应器 R1001 先在加氢催化剂的作用下 发生烯烃饱和反应同时发生有机硫转化反应和有机氯的转化反应 使有机硫转化为无机硫 有机氯转化为无机氯被脱除 然后在进入氧化锌脱硫反应器 R1002A B 在此氧化锌与硫化氢发生脱硫反应 脱除原料中的硫 精制后的气体硫含量小于0 5PPm 57 制氢工艺流程简介 3 转化部分精制后的原料气在进入转化炉