汽柴油加制氢介绍

冷却后的反应流出物在高压分离器（V3002）中进行油、气、水三相分 离。高分气(循环氢)经循环氢脱硫塔入口分液罐(V3016)后进入循环氢脱硫塔 （T3003）底部，与经贫溶剂泵（P3014A，B）升压的贫胺液逆向接触，脱 除循环氢中的硫化氢，自循环氢脱硫塔（T3003）底部出来的富溶剂减压后 经富容器闪蒸罐送出装置，自循环氢脱硫塔（T3003）顶部出来的脱硫后循 环氢，高分气经循环氢压缩机入口分液罐(V3004) 分液后，进入循环氢压缩 机（C3002A、B）升压至8.7MPa（G），然后分两路：一路作为急冷氢进入 反应器；另一路与来自新氢压缩机（C3001A、B）的新氢混合，混合氢与原 料油混合作为反应进料。自高压分离器（V3002）底部排出的含硫、含氨污 水减压后进入低压分离器（V3003），低压分离器（V3003）底部排出的含 硫、含氨污水排至酸性水罐（V3013），再经酸性水泵（P3015A，B）送至 硫磺回收装置的酸性水汽提系统处理。高压分离器（V3002）的油相在液位 控制下经减压调节阀进入低压分离器(V3003)，低压分离器（V3003）闪蒸气 体至焦化装置气压机出口。 低分油经精制柴油/低分油换热器（E3004A、B）、热媒柴油/低分油换 热器（E3012）以及反应流出物/低分油换热器（E3002）分别与精制柴油、 反应流出物换热后进入分馏塔（T3001），入塔温度用反应流出物/低分油换 热器（E3002）旁路调节控制。 自制氢装置来的新氢经新氢压缩机入口分液罐（V3005）分液后进入新 氢压缩机（C3001A、B），经两级升压至8.7MPa（G）与循环氢压缩机 （C3002A、B）出口的循环氢混合。
b、汽油稳定系统 从分馏塔顶回流罐（V3007）来的粗汽油经粗汽油/稳定汽油换热器 （E3007A,B）后进入汽油稳定塔（T3002）。稳定塔用精制柴油产品作重沸器 热源，稳定塔塔顶油气经稳定塔顶水冷器（E3009）冷凝冷却至40℃，进入稳定 塔顶回流罐（V3016）进行气、油、水三相分离。闪蒸出的气体与分馏塔顶气一 并送至焦化装置脱硫。含硫、含氨污水与低压分离器（V3003）底部排出的污水 一起送至酸性水罐后去硫磺回收装置的酸性水汽提部分。油相经稳定塔顶回流泵 （P3013A、B）升压后分两路，一路作为塔顶回流，另一路作为轻油出装置由工 厂系统处理。稳定塔塔底汽油经粗汽油/稳定汽油换热器（E3007A,B）换热后， 经稳定汽油空冷器（A3004）、稳定汽油水冷器（A3004）冷却至约40℃出装置。 ③催化剂预硫化部分 催化剂预硫化的目的是使催化剂中的金属活性元素从氧化态转变为硫化态， 提高催化剂的活性和稳定性，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。本装置采用液相硫化方法，硫化剂为二甲基二硫化物（DMDS）。催 化剂硫化前先用硫化剂泵（P3012A、B）把DMDS 抽入硫化剂罐（V3012）中。 硫化时，系统内氢气经循环氢压缩机（C3002A、B）按正常操作路线进行循环。 DMDS 自硫化剂罐（V3012）来，经计量后与原料油泵（P3001A、B）入口的 原料油混合，由原料油泵（P3001A、B）升压后经反应流出物/原料油换热器 （E3003A、B）与来自循环氢压缩机（C3002A、B）的氢气混合，经反应流出 物/反应进料换热器（E3001A、B、C）后进入反应进料加热炉（F3001），按催 化剂预硫化升温曲线的要求升温，通过加氢精制反应器（R3001）中催化剂床层 进行预硫化。
加氢、制氢技改项目培训
前言
寿光市联盟石油化工有限公司隶属山东联盟化工集团有限公司，是具有一定研制开发能力 的中型化工生产企业。目前公司有 60 万吨/年 MIP 装置、100 万吨/年重交沥青项目、20 万吨/ 年气分及4 万吨/年MTBE 装置、2000 吨/年 2-丙烯酰胺基-2-甲基丙磺酸装置、500 吨/年水处 理剂装置各一套。主要产品有 0#、-10#柴油、90#、93# 汽油、液化石油气、丙烯、MTBE、 2-丙烯酰胺基-2-甲基丙磺酸和各类水处理药剂等，是寿光市纳税大户、寿光市重点企业之一。 公司内建有一个现代化的中型科研机构和中试车间，长期与大专院校、科研机构建立了技术合 作关系，并采用先进的工艺方法和检测手段，依靠完善的质量保证体系研制、开发、生产、经 营石化产品。 2003 年 8 月经山东省科技厅审定为高新技术企业；于 2002 年 5 月通过 了 ISO9001 质量 管理体系认证，2004 年 3 月通过 ISO14001 环境管理体系认证；2006 年1 月通过ISO18000 职业健康安全体系认证。 2007 年，寿光市联盟石油化工有限公司在候镇项目工业规划区内新征3775 亩地（南北 1493m，东西1686.5m），作为项目建设用地。根据寿光市联盟石油化工有限公司的内部规划， 及该场地内现在有的 60 万吨/年MIP 装置、100 万吨/年重交沥青项目、20 万吨/年气分及4 万 吨/年MTBE装置（这几套生产装置在规划场地内，统一规划，合理布置，共用1 套公用工程）， 新上加氢制氢装置作为配套装置。 2007年，寿光市联盟石油化工有限公司在候镇项目工业规划区内新征3775亩地（南北 1493m，东西1686.5m），作为项目建设用地。根据寿光市联盟石油化工有限公司的内部规划， 该场地内拟上等量搬迁升级改造项目及100万吨/年重交沥青项目各1套。两套生产装置在规划 场地内，统一规划，合理布置，共用1套公用工程。 为进一步完善加工总流程中的不足，增加重油处理手段，改善产品质量，适应即将施行的 欧Ⅳ标准的要求，提高市场竞争力，新上了油品加氢制氢项目为公司的继续发精制装置工艺流程
（二）、8000nm3/h催化干气制氢装置工艺流程 （三）、30万吨/年催化汽油加氢精制装置工艺流程
（一）、40万吨/年汽柴油加氢装置
1 、工艺流程特点 反应部分采用冷分流程；分馏部分采用柴油分馏塔加汽油稳定塔流程。 1）加氢精制反应器催化剂床层分三层设置。 2）用冷氢控制第二、三催化剂床层入口温度，提高反应器的操作灵活性，延长催化 剂使用周期。 3）采用炉前混氢方案，提高换热效率，减缓加热炉炉管结焦速度。 4）采用工程技术成熟的新型双壳程换热器，提高传热效率，降低投资。 5）原料油缓冲罐采用分馏塔顶气保护措施，避免原料油与空气接触。 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除盐水注入点，以防止低温部位硫化氢铵盐份析 出和沉积堵塞反应流出物空冷器和水冷器；在反应流出物/原料油换热器上游侧设置 除盐水注入点（间断注水），以防止氯化铵盐份析出，沉积堵塞反应流出物/原料油 换热器。 8）分馏塔设置重沸炉，使分馏塔具备精馏段和提馏段，实现汽油与柴油的清晰分割， 柴油收率高，与蒸汽汽提操作方式相比，可避免柴油雾浊问题，并因减少水存在量， 大大减弱了分馏塔顶系统和稳定塔顶系统有液态水存在位置的湿硫化氢腐蚀，有利于 保证分馏部分的“安、稳、长、满、优”操作；另一方面可确保稳定塔重沸器的热源 温位不低于240℃，即确保供热的可靠性从而确保稳定塔脱硫化氢操作的可靠性。
3、30万吨/年催化汽油加氢装置 该装置设计点为28.80万吨/年催化汽油，最大加工量为36万吨/年，最小加工量为20 万吨/年。装置主要原料为催化汽油，其主要性质为 ：
产品设计目标为： 1) 加氢后汽油产品硫含量＜150PPm（主要由专利商保证）。 2) 加氢处理RON损失≯1.5个单位（主要由专利商保证）。 3) 重汽油加氢单元C5+以上液体收率＞99.6 m %。 三套装置与一期项目装置共用一套公用工程，并在此基础上新增2台1000m3原料调合罐， 以保证装置进料的平稳性；新上10000m3气柜一台，以缓解火炬系统的压力，并能达到合 理利用装置废气的目的。
装置产品设计目标为： 1) 精制柴油硫含量： 2) 精制汽油（石脑油）干点： 3) 精制柴油闪点：
≤350ppm ≤200℃ ≥55℃
2、8000nm3/h催化干气制氢装置 该装置设计点为8000nm3/h，操作弹性为55~115%。原料为脱硫后的催化干气，备用 原料为丙烷。原料主要组成为：
产品设计目标为： 1) 产品氢纯度： 产品氢中CO+CO2： 产品氢中N2： 产品氢中CH4： 2) 产品氢气压力 3) 产品氢温度 4) PSA部分解吸气排气压力 5) PSA部分氢气回收率(设计值) ＞99.9mol % ≤20 PPm ≤0.08 mol % ≤0.02 mol % ≥2.4 MPa.G ≤40 ℃ ≥0.03 MPa ≥83 %
2 、生产流程简述 1） 生产流程简述 ①反应部分 自罐区来的原料油，按预期的原料比例，首先进入原料调合罐进行调和，然 后在原料油缓冲罐（V3001）液面和流量控制下混合，经原料油脱水器 （SW3001）脱水(保证原料水含量低于350ppm)，再通过原料油过滤器（FI3001） 滤去原料中大于25微米的颗粒，然后进入原料油缓冲罐（V3001）。原料油缓冲 罐采用燃料气进行保护。来自原料油缓冲罐（V3001）的原料油经加氢进料泵 (P3001A,B)增压至9.2MPa(G)，在流量控制下，经反应流出物/原料油换热器 (E3003A,B)换热后，与混合氢混合进入反应流出物/反应进料换热器(E3001A、B、 C)，然后经反应进料加热炉（F3001）加热至反应所需温度，进入加氢精制反应 器（R3001）。该反应器设置三个催化剂床层，床层间设有注急冷氢设施。来自 加氢精制反应器（R3001）的反应流出物，经反应流出物/反应进料换热器 （E3001A、B）、反应流出物/低分油换热器（E3002）、反应流出物/反应进料 换热器（E3001C）、反应流出物/原料油换热器（E3003A、B）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（A3001）冷却至50℃，最后经 反应流出物水冷器（E3011）冷却至45℃进入高压分离器（V3002）。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（P3002A、B）将除盐水注至 反应流出物空冷器（A3001）上游侧的管道中。
②分馏部分 a、柴油分馏系统 从反应部分来的低分油换热至290℃左右进入分馏塔（T3001），塔 顶油气经分馏塔顶空冷器（A3003）冷凝冷却至约40℃，进入分馏塔顶回 流罐（V3007）进行气、油、水三相分离。闪蒸出的气体至焦化装置脱硫； 含硫含氨污水与低压分离器（V3003）底部排出的污水一起送至酸性水罐 后去硫磺回收装置的酸性水汽提部分；油相经分馏塔顶回流泵 （P3004A,B）升压后一部分作为塔顶回流，一部分作为粗汽油去稳定塔。 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(V3010)经缓蚀剂泵（P3006）注入塔顶管道。 分馏塔底精制柴油经精制柴油泵（P3003A、B）增压后分为两路： 第一路作为产品，经E3008 作稳定塔重沸器热源，然后与低分油换热冷 却至115℃左右,进入柴油空冷器（A3002）再冷却至50℃后出装置；第二 路经流量控制阀后作为重沸液直接去分馏塔底重沸炉。部分分馏塔底重沸 液经热媒柴油/低分油换热器（E3012）、制氢装置内的变温加氢反应器 换热以及重沸炉加热后返回分馏塔底部。