工艺流程说明.doc

2.5 加氢工艺流程概述2.5.1 反应部分原料油自装置外来，经过原料油过滤器（101-FI2001/AB）过滤，滤除机械杂质后进入原料缓冲罐（101-V2001），经加氢进料泵（101-P2001/AB）升压，再与混合氢混合后经反应流出物冷反应进料换热器101-E2003AB（壳）、反应流出物热反应进料换热器101-E2001（壳）换热后进入反应进料加热炉101-F2001，加热至所需温度后顺序进入串联的两台反应器（101-R2001、101-R2002），在催化剂的作用下进行脱硫、脱氮、烃类饱和及油品改质等反应。每台反应器均设置两个催化剂床层，床层间设有注急冷氢设施。反应流出物经101-E2001（管）、101-E2002（管）、101-E2003 A,B（管）分别与热混合进料、分馏塔进料、冷混合进料换热后与经注水泵（101-P2002/AB）打入的除盐水混合，使铵盐及部分H2S溶于水中，进入空冷器101-A2001，降温至50后进入高压分离器（101-V2002），进行油气水三相分离。高压分离器（101-V2002）出来的高分气在循环氢脱硫塔入口分液罐（101-V2004）分液后送入循环氢脱硫塔（101-T2001）脱硫，经贫胺液吸收脱除其中多数的硫化氢后进入循环氢压缩机入口分液罐（101-V2005），分液后进入循环氢压缩机（101-C2001AB）升压至11.3MPa(G),然后分两路：一路作为急冷氢进入反应器；一路与升压后的新氢混合，混合氢与原料油混合作为混合进料。下部含硫、含铵污水自高压分离器（101-V2002）底部排出，与低压分离器（101-V2003）的含硫含铵污水、塔顶水接收罐（101-V2011）含硫污水汇合后送出装置外处理。高分油在液位控制下经调节阀减压后进入低压分离器(101-V2003)，低压分离器闪蒸出的酸性低分气在压力控制下送出装置外处理。自装置外来的贫溶剂经贫胺液加热器（101-E2005）换热至55进入循环氢脱硫塔贫胺液缓冲罐（101-V2010）缓冲后经循环氢脱硫塔贫胺液泵（101-P2003/AB）升压后进入循环氢脱硫塔（101-T2001），循环氢脱硫塔底富胺液经减压后送入富胺液闪蒸罐（101-V2022）进行气、液闪蒸，富液闪蒸罐顶气与脱硫化氢汽提塔顶回流罐（101-V2006）出来的酸性气混合后送出装置外处理，富液送出装置外处理。由于贫、富液中均含有H2S,因此装置内所有含贫液、富液的排凝、放空应密闭放至溶剂罐或火炬系统，再密闭送出装置。低分油依次经精制柴油/汽提塔进料换热器（101-E2004A/B/C）（壳）与精制柴油换热升温后进入脱硫化氢汽提塔(101-T2002)。新氢经新氢压缩机入口分液罐(101-V2008A/B)分液后进入新氢压缩机（101-C2002A/B），经两级升压至11.3 MPa(G)与循环氢压缩机出口的循环氢混合。2.5.2 分馏部分从反应部分来的低分油与精制柴油换热后进入脱硫化氢汽提塔（101-T2002）第一块塔盘。汽提塔底通入蒸汽进行汽提，除去其中的H2S及轻烃。101-T2002 塔顶气经脱硫化氢汽提塔顶空冷器（101-A2002 ）、脱硫化氢汽提塔顶水冷器（101-E2007）冷却到40后进入脱硫化氢汽提塔顶回流罐(101-V2006)进行气、油、水三相分离。闪蒸出的含硫塔顶气至装置外脱硫；油相经脱硫化氢汽提塔顶回流泵（101-P2004AB）加压打入塔内，正常操作时全回流。含硫污水经塔顶水接收罐(101-V2011)收集后，经塔顶水接收泵（101-P2008AB）升压后作为回用注水进入脱盐水罐(101-V2015)，如水质达不到注水要求则与反应部分含硫污水混合出装置。为了抑制硫化氢对塔顶管道和冷换设备的腐蚀，在脱硫化氢汽提塔（101-T2002）塔顶管道注入缓蚀剂。自101-T2002塔底来的分馏塔进料经反应流出物/分馏塔进料换热器（101-E2002）加热后进入产品分馏塔（101-T2003）第16块塔板，塔底设重沸炉。用泵强制循环经过重沸炉加热，塔顶油气经产品分馏塔顶空冷器（101-A2003A/B）、产品分馏塔顶水换热器（101-E2008）全冷凝后，进入产品分流塔顶回流罐(101-V2007)进行油、水两相分离。油相经产品分馏塔顶回流泵（101-P2005A/B）升压后一部分作为塔顶回流，一部分作为精制石脑油产品出装置；含油污水进入塔顶水接收罐(101-V2011)。产品分馏塔底油一部分经产品分馏塔塔底重沸炉泵（101-P2007 A/B）升压，进入产品分馏塔塔底重沸炉（101-F2002）加热后返塔；另一部分作为作为柴油产品经精制柴油泵（101-P2006 A/B）升压后，再经精制柴油/汽提塔进料换热器（101-E2004A/B/C）换热，精制柴油空冷器（101-A2004）冷却后在流量和塔液位串级控制下送出装置。2.5.3 催化剂预硫化及再生2.5.3.1 催化剂预硫化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均必须进行活化预硫化。气相硫化方法：硫化剂为二甲基二硫化物（DMDS）。催化剂硫化前先用隔膜泵（101-P2012)把硫化剂DMDS抽入硫化剂罐（101-V2018）中。硫化时，系统内氢气经（101-C2001A/B）按正常操作路线进行循环。DMDS自硫化剂罐经高压硫化剂计量泵在反应器入口前注入，混合DMDS后的气体循环后经高压换热器（101-E2003 AB）、（101-E2001）进入反应进料加热炉（101-F2001），按催化剂预硫化升温曲线的要求升温，对反应器（101-R2001）、（101-R2002）中催化剂床层进行预硫化。自101-R2002来的流出物经101-E2001、101-E2002、101-E2003A/B、101-A2001冷却后进入高压分离器（101-V2002）进行分离，高分气体经101-V2004、101-T2001、101-V2005循环至压缩机101-C2001，催化剂预硫化过程中产生的水从101-V2002底部间断排出。硫化时贫胺液不得进入101-T2001。催化剂预硫化操作应根据催化剂供应商提供的硫化过程、升温曲线和操作步骤进行操作。湿式硫化法：（见开工操作法）2.5.3.2 催化剂再生流程装置操作一定时期后，碳和其它杂质造成催化剂活性降低和反应床层压降增大，为了恢复催化剂活性，必须进行再生，本装置催化剂再生按器外再生方式。送到有能力厂家进行再生。一、制氢工艺流程简述1、原料气压缩部分原料为催化干气时，来自装置外的催化干气进入原料气缓冲罐(V5001)，经原料气压缩机(C5001AB)升压后进入原料预热炉(F5001)，预热至（220250）进入加氢脱硫部分。原料为天然气时，天然气进入原料气缓冲罐(V5001)，缓冲后经原料气压缩机(C5001AB)升压后进入原料预热炉(F5001)，预热至380左右进入脱硫部分。原料为石脑油时，轻石脑油进入原料油缓冲罐(V5002)，通过原料油泵(P5001AB)加压后，与加氢装置来的高压循环氢混合进入原料预热炉(F5001)，预热至380进入脱硫部分。2、加氢脱硫部分如果进入脱硫部分的原料气是催化干气，则首先进入等温加氢反应器(R5004)，在加氢催化剂的作用下发生反应，使烯烃饱和、有机硫转化为无机硫，使原料气中的大部分不饱和的烯烃加氢饱和，控制出口温度约270，然后，等温加氢反应器(R5004)出口气体和R5004部分旁路原料气一起进入绝热加氢反应器(R5001)，在催化剂的作用下发生反应，继续使烯烃饱和和将有机硫转化为无机硫，然后再进入氧化锌脱硫反应器(R5002AB)脱氯段脱除原料中的氯，最后进入氧化锌脱硫段，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0.5ppm，烯烃小于1（V）、氯小于0.2ppm进入转化部分。如果进入脱硫部分的原料气是天然气或轻石脑油，则进入绝热加氢反应器(R5001)，在加氢催化剂的作用下发生反应，使烯烃饱和、有机硫转化为无机硫，然后再进入氧化锌脱硫反应器(R5002AB) 脱氯段脱除原料中的氯，最后进入氧化锌脱硫段，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0.5ppm，烯烃小于1（V）、氯小于0.2ppm进入转化部分。3、转化部分精制后的原料气在进入转化炉(F5002)之前，按一定水碳比（3.5）与3.5Mpa（g）的水蒸气混合，再进入转化炉对流段（原料预热段）预热到500，由上集合管进入转化炉辐射段炉管。转化炉管内装有转化催化剂，在催化剂的作用下，原料气与水蒸气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燃料烧嘴燃烧脱附气、高压瓦斯气供给。出转化炉的高温转化气(出口温度为840)，经转化蒸汽发生器(E5001)发生中压蒸汽后，转化气温度降至340-360，进入中温变换部分。4、中温变换部分由转化气蒸汽发生器(E5001)来的340-360转化气进入中温变换反应器(R5003)，在中变催化剂的作用下，CO与水蒸汽的发生变换反应，将变换气中CO含量降至3%（干基）左右后出R5003。再经锅炉给水第二预热器(E5002AB)及锅炉给水第一预热器(E5002C)与锅炉给水换热后，进入中变第一分水器（V5004）脱出部分冷凝水，再进入锅炉给水/除盐水预热器（E5003）与除盐水换热，吸收大部分余热后进入中变第二分水器（V5005）脱出部分冷凝水，再进中变气空冷器(A5001)，冷却后进入中变第三分水器（V5006）脱出部分冷凝水，再进入中变气水冷却器(E5004)降温至40，经中变第四分水后进入PSA部分进行氢气提纯。5、PSA部分来自中温变换部分的中变气压力为2.5MPa（G）、温度为40，进入界区后，自吸附塔底依次进入吸附塔（T5101AT5101H）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99.9%的产品氢气，经压力调节系统稳压后出界区。当吸附剂吸附饱和后，通过程控阀门切换至其它吸附塔，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降压过程尽量回收塔内死空间的氢气，然后通过顺放步序，将剩余的大部分氢气放入顺放气罐(V5101，用作以后冲洗步序的冲洗气源），在通过逆放和冲洗两个步序使被吸附杂质解吸出来。逆放解吸气进入解吸气缓冲罐(V5102)，冲洗解吸气进入解吸气混合罐(V5103)，然后经调节阀调节混合后稳定地送往造气工段用作燃料气。PSA部分的具体操作过程如下（8 2 4运行程序，以T5101A塔为例）:（1）吸附过程。原料气自塔底进入吸附塔T5101A，在吸附压力2.5Mpa（G）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（传至区前沿）达到吸附预留段的下部时停止吸附。（2）一均降压过程。吸附结束后，T5101A塔停止进料，然后通过程控阀与刚完成二均升步骤的T5101D塔相连进行均压，这时T5101A塔死空间内的高压氢气就均入T5101D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。一均降压结束后，T5101A塔又通过程控阀与刚完成三均升步骤的T5101E塔相连进行均压，这时T5101A塔死空间内的高压氢气就接着均入T5101E塔，得以继续回收。直到两塔的压力基本平衡，结束二均降压过程。（4）三均降压过程。二均降压结束后，T5101A又通过程控阀与刚完成四均升步骤的塔相连进行均压，这时T5101A塔死空间内的高压氢气就接着均入T5101F塔，得以继续回收。直到两塔的压力基本平衡，结束三均降压过程。（5）四均降压过程。三均降压结束后，T5101A塔又通过程控阀与刚完成冲洗再生的T5101G塔相连进行均压，这时T5101A塔死空间内的高压氢气就接着均入T5101G塔，得以继续回收。直到两塔的压力基本平衡，结束四均降压过程。（6）顺放过程。四均降压过程结束后，T5101A塔压力已降至0.49Mpa（G）左右，这时T5101A塔通过程控阀将塔内剩余的部分氢气放入顺放气罐（V5101）直到压力降至0.22Mpa （G）左右，结束顺放过程。（7）逆放过程。顺放过程结束后，T5101A塔压力降至0.22 Mpa（G）左右，这时杂质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0.03Mpa（G）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析出来，解析出来的解吸气进入解吸气混合罐。（9）四均升过程。冲洗过程结束后，T5101A塔通过程控阀与刚刚三均降的T5101C塔相连进均升压，这时T5101C塔使空间内的高压氢气就流入T5101A塔被回收,同时A塔压力得以升压，直到两塔压力基本相等。（10）三均升过程。四均升压结束后，T5101A塔通过程控阀与刚刚完成二均降压步骤的T5101D塔相连进行均压升压，这时T5101D塔死空间内的高压氢气就流入T5101A塔被回收，同时T5101A塔压力得以继续上升，直到两塔压力基本相等。（11）二均升过程。三均升压结束后，T5101A塔通过程控阀与刚刚完成一均降压步骤的T5101E塔相连进行均压升压，回收T5101E塔死空间内的高压氢气，同时T5101A塔压力得以继续升压，直到两塔压力基本相等。（12）一均升过程。二均升压结束后，T5101A塔通过程控阀与刚刚完成吸附步骤的T5101F塔相连进行均升压，回收T5101F塔死空间内的高压氢气，同时T5101A塔压力得以继续升压，直到两塔压力基本相等。（13）产品升压过程。经连续四次均压升压过程后，T5101A 塔压力已升至1.96 Mpa（G）左右，这时用产品氢气对吸附塔进行最后升压，直到使其达到吸附压力。经过以上步骤后，T5101A塔一吸附剂得到了完全再生，同时又重新达到了吸附压力，因而又可无扰动地转入下一吸附脱吸周期。其它7个吸附塔的工作过程与T5101A塔完全相同，只是在时间上互相错开吸附时间的一半，八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引入的工艺蒸汽，一部分参与转化反应、变换反应生成H2、CO、CO2，另外一部分则在热量交换过程中被冷凝，并在中变气四级分水罐中被分离出来。中变气四个水分罐V5004、V5005、V5006、V5007将分离的酸性水，混合后进入酸性水汽提塔(T5001)。工艺冷凝水经汽提塔T5001除去微量的CO2等杂质后由塔底泵（P5003AB）送入除氧器(V5008)，除氧后作为锅炉给水回收利用，减少脱盐水的用量，也可以送出装置作为他用。7、余热回收及产汽系统（1）除盐水除氧系统。自装置外来的除盐水经液控调节阀进入除盐水预热器(E5003)预热至80左右，然后与酸性水汽提塔(T5001)塔底泵(P5003/AB)来的104净化水混合至80左右一并进入除氧器及水箱（V5008），除氧用蒸汽自装置外来。除氧器正常运行时，用进入除氧器的蒸汽量来控制除氧器（V5008）的压力。除氧水经过中压锅炉给水泵(P5002/AB)升压后送至中压产汽系统。（2）中压产汽系统。来自中压锅炉给水泵P5002/AB的除氧水经过锅炉给水第一预热器E5002C，再经过锅炉给水第二预热器E5002B、E5002A预热至240温度（饱和温度）后进入中压气水分离器(V5003)中，饱和水通过自然循环方式进入转化炉对流段的蒸发段及转化蒸汽发生器(E5001)发生饱和蒸汽，在经过转化炉的对流段过热至450。该蒸汽一部分供转化炉配汽用，另一部分经稳压后送出装置至3.5Mpa蒸汽管网。（3）加药系统及排污系统固体的磷酸三钠加入溶解器(V5012)中，用来自中压锅炉给水泵的除氧水或除氧器的除氧水溶解。然后用加药泵(P5004)把药液送至中压汽水分离器(V5003)和等温加氢汽水分离器(V5013)内。为了减少系统的热损失和保护环境，系统还设置了连续排污扩容器(V5009)和定期排污扩容器(V5010)，由于中压产汽系统的排污水温度高，首先送至连续排污扩容器，扩容蒸汽再返至除氧器与除氧水加热混和。连排扩容器污水送入定期排污扩容器，并加入循环水冷却至50以下排入下水。2.3 MTBE单元工艺原理及流程混合C4馏分中的异丁烯在催化剂的作用下与甲醇反应合成甲基叔丁基醚（MTBE）是七十年代中期发展起来的石油化工新技术。由于MTBE辛烷值很高，其马达法辛烷值为101，研究法辛烷值为117，稳定性好，而且可与燃料以任意比例互溶，是生产无铅高辛烷值汽油的理想调和成份。车用汽油加入MTBE后，汽油在汽缸中燃烧更为彻底，CO的排放量减少30。处理混合碳四6.6万吨/年，其中异丁烯的转化率为99%以上，以异丁烯和甲醇为原料合成MEBE: ( CH3)2-C=CH2+ ( CH3)OH=( CH3)3C-O-CH3合成过程中同时还发生下列副反应 2 ( CH3)2-C=CH2=( CH3)3- CH2C ( CH3) =CH2 ( CH3)2-C=CH2+ H2O=( CH3)3C- OH2(CH3)OH -= CH3O- CH3+ H2OCH3CH2CH = CH2 + ( CH3)OH = CH3CH2CH ( CH3)O- CH3工业上使用的催化剂为磺酸型二乙烯苯交联的聚苯乙烯结构的大孔径强酸性阳离子交换树脂。使用这种催化剂时，原料必须净化除去金属离子和碱性物质，否则金属离子会置换催化剂中的质子，碱性物质也会中和催化剂中的磺酸根，使催化剂失活。此类催化剂不能耐高温，在正常情况下温度70，醚化反应为放热反应，反应温度3080，反应压力0.71.0MPaG，在正常工况下寿命可达到两年或以上2.3.1、 醚化反应来自界区外的混合碳四首先入混合碳四原料罐D-8101,来自罐区的甲醇首先进入甲醇原料罐D8102。分别用混合碳四进料泵P-8101A/B与甲醇进料泵P-8102A/B，从混合碳四原料罐、甲醇原料罐中按一定比例抽取混合碳四和甲醇，然后送入静态混合器M-8101进行充分混合，混合物料中的甲醇与异丁烯的摩尔比维持 在1.0-1.1间。混合后的物料直接进到原料预热器E-8101,预热至35-50后进入醚化反应器R-8101A/B，原料混合碳四中的异丁烯与甲醇反应生成MTBE。合成MTBE反应为放热反应，反应热使反应温度逐渐升高，为了控制反应器催化剂床层温度（异丁烯浓度较低）通过C-8101A塔顶压力对反应系统的操作压力进行控制，使醚化反应时有部分物料汽化，反应热由这部分物料汽化吸收，从而控制床层温度不高于75。在进行醚化反应时，可能有少量副反应生成物叔丁醇（TBA）、二甲醚（DBE）、甲基仲丁基醚（MSBE）生成，控制适当的操作条件，可以减少副反应。、本装置设置了两台醚化反应器R-8101A/B，通过控制阀门的开关，两台反应器是可串可并的，也可单独使用。反应器R-8101A的催化剂到了使用的末期的时候，打开有关管线上的阀门，并关闭相关管线上的阀门。当醚化反应器R-8101B到了使用末期的时候，操作步骤同反应器R-8101A相同。（具体操作方法如下：1、首先物料进反应器R-8101A，在反应末期的时候，反应器进出口温差很小，通过关小去R-8101A的阀门，开大去R-8101B的阀门，达到两台并列使用进行调整。当醚化反应器R-8101B到反应末期的时候，操作步骤同反应器R-8101A相同。2、开入反应器R-8101A的阀门，关反应器R-8101A底入E-8102的阀门，开80-P-810306线去R-8101B的阀门，打开R-8101B底去E8102的阀门，完成两台反应器的串联。2.3.2、 催化蒸馏催化蒸馏塔C-8101分为催化蒸馏上塔C-8101A，和催化蒸馏下塔C-8101B两部分。催化蒸馏下塔C-8101B是催化蒸馏塔的提馏段，其作用是将产品MTBE、碳四、甲醇分离，并保证产品MTBE纯度98.5%以上。C-8101B底部产物E-8102与进料换热后，再经MTBE产品冷却器E-8103冷却至40以下，送往界区外MTBE产品罐贮存。、催化蒸馏上塔C-8101A包括精馏段、反应段。在催化蒸馏下塔C-8101B中分离出的含未反应的异丁烯的碳四与甲醇以气相状态从催化蒸馏下塔C-8101B顶馏出，进入催化蒸馏上塔C-8101A底，在反应段进一步反应，使异丁烯的转化率进一步提高；催化蒸馏上塔C-8101A的塔釜液相物料，经催化蒸馏塔中间泵P-8103A/B回流至催化蒸馏下塔C-8101B的顶部。在C-8101A顶的操作条件下，剩余甲醇与未反应C4形成低沸点共