镇海炼化两套加氢装置脱硫系统工况分析与优化
(完整word版)脱硫系统问题分析及处理方式
脱硫系统问题分析及处理方式脱硫效率低1.脱硫效率低的原因分析：（1）设计因素设计是基础，包括L/G、烟气流速、浆液停留时间、氧化空气量、喷淋层设计等。
应该说，目前国内脱硫设计已经非常成熟，而且都是程序化，各家脱硫公司设计大同小异。
（2）烟气因素其次考虑烟气方面，包括烟气量、入口SO2浓度、入口烟尘含量、烟气含氧量、烟气中的其他成分等。
是否超出设计值。
（3）脱硫吸收剂石灰石的纯度、活性等，石灰石中的其他成分，包括SiO2、镁、铝、铁等。
特别是白云石等惰性物质。
（4）运行控制因素运行中吸收塔浆液的控制，起到关键因素。
包括吸收塔PH值控制、吸收塔浆液浓度、吸收塔浆液过饱和度、循环浆液量、Ca/S、氧化风量、废水排放量、杂质等。
（5）水水的因素相对较小，主要是水的来源以及成分。
（7）其他因素包括旁路状态、GGH泄露等。
2.改进措施及运行控制要点从上面的分析看出，影响FGD系统脱硫率的因素很多，这些因素叉相互关联，以下提出了改进FGD系统脱硫效率的一些原则措施，供参考。
（1）FGD系统的设计是关键。
根据具体工程来选定合适的设计和运行参数是每个FGD系统供应商在工程系统设计初期所必须面对的重要课题。
特别是设计煤种的问题。
太高造价大，低了风险大。
特别是目前国内煤炭品质不一，供需矛盾突出，造成很多电厂燃烧煤种严重超出设计值，脱硫系统无法长期稳定运行，同时对脱硫系统造成严重的危害。
（2）控制好锅炉的燃烧和电除尘器的运行，使进入FGD系统的烟气参数在设计范围内。
必须从脱硫的源头着手，方能解决问题。
（3）选择高品位、活性好的石灰石作为吸收剂。
（4）保证FGD工艺水水质。
（5）合理使用添加剂。
（6）根据具体情况，调整好FGD各系统的运行控制参数。
特别是PH值、浆液浓度、CL/Mg离子等。
（7）做好FGD系统的运行维护、检修、管理等工作。
除雾器结垢堵塞1.除雾器结垢堵塞的原因分析经过脱硫后的净烟气中含有大量的固体物质，在经过除雾器时多数以浆液的形式被捕捉下来，粘结在除雾器表面上，如果得不到及时的冲洗，会迅速沉积下来，逐渐失去水分而成为石膏垢。
焦化液化气脱硫醇系统节能减排及效果分析
274随着公司劣质化高硫原油加工比例提高，炼油厂焦化装置生产的液化气硫含量也随之升高。
液化气中通常含有 硫化氢（H 2S）、硫化羰（COS）、二硫化碳（CS 2）、硫醇、硫醚和二硫化物等有毒有害成分，对后续工业加工和民用料等造成较大影响[1]。
中国石化镇海炼化分公司（简称镇海分公司）1#产品精制装置，其焦化液化气脱硫醇采用新鲜碱液与液化气在纤维膜两相接触的脱硫醇工艺。
随着炼油系统加工含高硫原油种类和品种增多，焦化装置原料硫含量由2.67%上升至3.42%，造成焦化液化气硫化氢、硫醇含量高。
为保证产品质量，液态烃脱硫醇需频繁更换碱液，增大了碱渣处理和排放难度。
此外，预碱洗循环碱罐、脱硫醇循环碱罐为常压储罐，循环碱液携带出烃类通过罐顶放空线直排大气，存在挥发性有机物（VOCs）超标和现场有异味等问题，在日益严苛的环保形势下，不满足达标排放要求。
1 装置概况焦化液化气自2#、3#焦化装置来，与脱硫塔T-202中N-甲基二乙醇胺接逆向触脱除硫化氢，液态烃抽提塔顶出来的液化气进溶剂沉降罐（V1201），液化气脱除携带的少量胺液后，与注碱泵（P1201CD）来的15%NaOH溶液一起通过静态混合器（M1201），进入预碱洗罐（V1202）进行预碱洗，预碱洗罐底的碱液回至碱液贮罐（V110/1）循环使用，直至预碱洗效果明显下降时，将碱渣不定期地送至下游2#WAO装置处理。
液化气从预碱洗罐顶部逸出，液化气与碱液一起进入纤维膜脱硫塔（T1202），脱除绝大部分硫醇，液化气和碱液在塔下部分离罐中分离，液化气从分离罐顶部出来，与水洗泵（P4403）来的除盐水一起进入水洗沉降罐（V401），沉降罐底部水洗水自压至污水汽提系统，液化气从罐顶出，经接力泵（P1202AB）升压后进入砂滤塔（T1203），进一步除去携带的碱液或水，最后作为产品—民用液化气送出装置至民用液化气罐区，如图1，达到产品硫含量质量要求。
图1 工艺流程其中液化气脱硫醇单元采用纤维膜脱硫醇技术，其工艺原理是[2]：在重力场中，利用表面张力的不同，增大液化气和碱液两相的接触面积，而达到很高的反应深度和反应速率来脱除液化气中含有的硫醇。
镇海炼化炼厂气体资源优化分析
收稿 日期：2013一09— 11 作者简介：洪志刚，工程师，1993年毕业于广东石油学校石油炼制 专业，长期从事炼化生产、系统平衡与优化等工作。
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量约460万t ／a，催化干气产量达到16万∥a以上， 其中乙烷和乙烯的体积分 数达到了20％以上，还 有少量的丙烯。在乙烯投产前催化裂化干气作为燃 料气直 接烧掉， 没有任何增 值。乙烯 装置投产 后， 镇海炼化选择催化裂化干气预精制加深冷分离的技 术路线，对催化裂化干气 先经过脱硫、脱氧、脱 CO：等措施进行预处理后，再采用深冷次序分离技 术，从催化干气中分离出富乙烯气送到乙烯裂解装 置进一步分离，最终得到了乙烯、丙烯及部分丙烷 等产品，附加值大幅提高。从两套催化裂化装置的 干气中可得到富乙烯气6万池以上。 1．1．2聚丙 烯装置尾气的回收利用
镇海炼化公司拥有2套加氢裂化装置和6套 加氢精 制装置， 在加氢过程 中产生大 量的低分 气， 这些低分气中氢气含量达 70％以上，并含有大量 的H：S、C。、c ：等组分。 为降低公司用氢成本，采 用膜回收技术回收低分气 中的氢气。各加氢装置 的低分气经过脱硫后，送往膜分离装置进行集中 回收氢气，原料低分气经过前处理单元后进入膜 分离单元，通过渗析技术从加氢低分气中分离出 H，组分，纯度92％以上氢气供低压加氢装置使 用，并将膜尾气并人高瓦作燃料。此技术路线可
7-镇海炼化-Ⅱ加氢装置加氢精制石脑油带水解决方案探讨49-51
103
塔顶温度
138
115
114
112
103
101
塔底蒸汽量
1.0
0.8
0.6
0.6
0.4
0.3
硫
56
28
35
55
61
125
溴价
1.94
0.49
0.43
0.17
0.17
0.18
从表1中可以看出，当汽提塔降压至0.45MPa，塔底汽提蒸汽量降到0.6t/h时，塔底石脑油
中硫质量分数为35 mg/kg，精制石脑油硫含量能够满足乙烯原料质量指标要求。汽提塔压力从
3.2 第二阶段
通过第一阶段降低塔压和汽提蒸汽流量工况调整，精制石脑油水含量减少，精制石脑油 中硫化氢含量上升，但精制石脑油硫含量符合产品质量要求。第一阶段工况调整，为第二阶 段改用氢气汽提提高可靠数据支撑。
6月25日在塔底汽提蒸汽不停用情况下，打通氢气汽提流程，分步提高塔压至0.65MPa， 逐渐减小汽提蒸汽流量，表2为不同操作工况下精制石脑油分析结果。从表2中可以看出，精 制石脑油硫含量、水含量呈明显下降趋势。
3 措施实施
引一氢气管线至汽提塔，作为氢气汽提线，汽提塔氢气汽提流程见图2。
图2 汽提塔氢气汽提流程
为避免改用氢气汽提后对产品质量造成较大影响，进而污染石脑油产品罐，在投用氢气 汽提的过程中对汽提塔分两个阶段进行摸索调试操作：第一阶段对汽提塔实施降压，降汽提 蒸汽操作；第二阶段停塔底汽提蒸汽，改用氢气汽提操作。
分析柴油加氢装置中循环氢脱硫技术改造
分析柴油加氢装置中循环氢脱硫技术改造近年来，我国在环境保护方面提出了新的要求，各个领域也都在积极的响应节能环保的发展理念，对于炼油化工企业而言，也应当如此。
所以必须要实现油品的清洁生产，本文针对柴油加氢装置中的循环氢脱硫技术改造进行分析，为实现清洁生产打下良好基础。
标签：柴油加氢装置;循环氢;脱硫技术;技术改造随着经济的快速发展，很多领域已经逐渐认识到环境保护的重要性，尤其是在我国政府以及相关部门已经明确提出要求的背景下，各个领域在发展过程中，要积极响应节能环保的发展理念要求，同时还要对自身的技术手段等进行改造和升级，这样才能够实现对环境的保护。
对于炼油化工企业而言，也要遵循与时俱进的基本原则，对现有的炼油技术等进行适当的改造和升级，这样不仅能够实现汽油、柴油的清洁生产，而且还能够实现能源的节约使用，为炼油化工企业的未来可持续发展打下良好基础。
1柴油加氢装置中循环氢脱硫技术的工艺流程循环氢脱硫技术在柴油加氢装置中具有非常重要的影响和作用，该技术在实际应用过程中，必须要按照规范化的工艺流程和施工标准，才能够保证将该技术的应用作用充分发挥出来。
该技术在实施过程中的主要工艺流程是，循环氢一般会直接从柴油加氢装置的冷高压分离罐当中进行有效的分离处理，一般在经过分离之后，就会直接经过循环氢脱硫塔的入口。
此时，分液罐在其中可以实现更加深入的脱液，之后可以直接将其送入到对应的循环氢脱硫塔当中。
在与实际情况进行结合分析时，发现甲基二乙醇胺贫液自溶剂再生装置在其中科学合理的应用，可以直接进入到柴油加氢装置的内部。
在进入之后，可以与实际要求进行结合，利用贫胺液加热器对其进行加热处理，一直加热到脱硫需要吸附的温度为止。
通常情况下，吸附温度会控制在50-55摄氏度的范围之内。
与此同时，在进入到贫胺液缓冲罐之后，一般情况下，都会直接通过贫胺液升压泵对其进行有针对性的升压操作。
整个升压过程会一直持续，一直持续到循环氢系统需要的压力为止。
柴油加氢装置中循环氢脱硫技术的改造研究
柴油加氢装置中循环氢脱硫技术的改造研究
柴油加氢装置是石油炼厂中重要的装置之一，其主要功能是将低质量的柴油转化为高质量的产品。
柴油加氢装置在运行过程中存在着一定的问题，如脱硫效率低、能源消耗高等。
为了解决这些问题，改进循环氢脱硫技术成为了一个重要的研究方向。
本文将对柴油加氢装置中循环氢脱硫技术的改造进行研究。
柴油加氢装置中循环氢脱硫技术的改造需要将传统的氢气循环系统进行优化。
传统的氢气循环系统存在着氢气损失大、能源消耗高等问题。
可以采用改进后的高效循环氢脱硫技术，通过增加氢气压力、改进氢反应器和吸附剂等手段来提高脱硫效率和降低能源消耗。
柴油加氢装置中循环氢脱硫技术的改造还需要改进催化剂技术。
传统的催化剂存在着活性低、耐用性差等问题，不能满足实际生产的要求。
可以采用新型的催化剂来替代传统的催化剂，如采用贵金属催化剂、改进载体等手段来提高催化剂的活性和耐用性。
柴油加氢装置中循环氢脱硫技术的改造还需要改进反应器技术。
传统的反应器存在着运行过程中温度分布不均匀、转化率低等问题。
可以采用改进后的反应器技术，如采用新型的反应器结构、改进冷却系统等手段来提高反应器的温度分布均匀性和转化率。
二套加氢收率分析及解决方案
数据分析
• 原料含硫的影响。原料含硫的变化与液相 收率的变化规律基本相符，所以，原料含 硫是影响液相收率的基本原因之一。
数据分析
• 汽提塔冷后温度的影响。在原料含硫及石 脑油冷后温度无明显变化的情况下，汽提 塔冷后温度由50度以上降至30左右后，液 相收率提高了0.3%以上。
数据分析
结合生产现状及数据分析发现原料含硫，汽 柴油发油比例，汽提塔冷后温度，柴油闪点， 分馏塔汽提蒸汽和汽提氢气投用情况是影响 收率的主要因素。
解决方案
1 控制好分馏系统的冷后温度，降低石脑油 的初馏点至40度以下。 2控制好分馏系统压力，将柴油闪点控制在合 理范围内。 3 合理的原料配比，掺炼适量的汽柴油。 4提高分馏进料温度，降低分馏塔的氢分压， 减少轻组分 的损失。投用柴油中变气换热器 后适度关小汽提氢气，降低氢气分压，减少 轻组分损失。
影响收率的因素
通过对5月份的生产情况：从原料含硫、石脑油收率、柴油闪点、汽提塔 冷后温度、柴油收率结合车间总收相收率的关系。因十六号以 前投用汽提蒸汽，所以我们发现十六号以 后的柴油收率和总收率的曲线变化是一致 的。
数据分析
石脑油与液相收率的关系。通过趋势发现石 脑油收率高时液相收率随之降低，说明石脑 油收率越高，液相收率越低。
二套加氢收率分析及解决方案
工艺三班
1、操作现状分析 2、影响收率的因素
总 纲
3、数据分析
4、解决方案 5、分析结论
现状分析
操作现状：1、二套加氢分馏塔正常投用汽提蒸汽，前期由于加柴色
号不合格，柴油发浑，为保证产品质量，分馏塔汽提蒸汽全关，投用汽 提氢气；投用汽提氢气后，分馏塔负荷增大，气相排放量大，造成收率 降低；为满足客户需求原料比例调整频繁，为保证加柴闪点，不断提高 汽提氢气造成恶性循环，收率持续低于目标； 2、为保证给下游装置提供优质原料，石脑油考核硫化氢 含量，汽提塔蒸汽量及温度控制较高，冷后温度高，液相收率损失；
柴油加氢脱硫工艺流程设计与参数优化
柴油加氢脱硫工艺流程设计与参数优化随着环境保护意识的增强和大气污染治理要求的日益严格，柴油加氢脱硫工艺在石油炼制工业中扮演着重要的角色。
本文旨在设计一个高效的柴油加氢脱硫工艺流程，并对关键参数进行优化，以满足环保要求和经济效益。
一、工艺流程设计柴油加氢脱硫工艺主要包括催化剂选择、反应器设计、氢气供应系统以及产物分离装置等。
在设计工艺流程时，需要考虑以下因素：1. 催化剂选择选择合适的催化剂对于工艺的成功实施至关重要。
常用的催化剂包括硫化钴、硫化钼、硫化镍等。
根据柴油的具体要求和工艺条件，选取合适的催化剂。
2. 反应器设计反应器是柴油加氢脱硫工艺中的核心设备，其设计直接影响到反应效果和产物质量。
应根据催化剂的活性、反应物质的浓度等因素确定反应器的体积和长度。
3. 氢气供应系统氢气是柴油加氢脱硫过程中的必要原料，合理的氢气供应系统可以保证反应过程的稳定性和连续性。
应根据柴油加氢脱硫反应速率和反应物的摩尔比例来设计氢气供应系统。
4. 产物分离装置柴油加氢脱硫过程产生的产物中除了脱硫后的柴油，还含有一些杂质和副产物。
为了得到高纯度的柴油产品，需要设计合适的分离装置，包括蒸馏塔、冷凝器等。
二、参数优化在设计柴油加氢脱硫工艺流程时，关键参数的优化对于提高工艺效果和经济效益非常重要。
以下是几个需要优化的关键参数：1. 催化剂用量催化剂的使用量直接影响柴油加氢脱硫反应的效果和成本。
过低的催化剂用量可能导致反应效果不理想，过高的催化剂用量则会增加生产成本。
应通过试验和经验确定合适的催化剂用量。
2. 反应温度反应温度是柴油加氢脱硫工艺中的另一个重要参数。
适当的反应温度可以提高反应速率和脱硫效果，但过高的反应温度会增加能耗和催化剂烧结的风险，过低则会降低反应速率。
应通过试验和模拟计算确定最佳的反应温度。
3. 氢气流量氢气是柴油加氢脱硫反应的重要参与物，适量的氢气流量可以提高反应效果和脱硫程度。
过高的氢气流量会增加成本，过低则会影响脱硫效果。
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关键词 加氢 脱硫系统 管线泄漏 来自质升级 优化1 装置概况 镇 海 炼 化 3.0Mt/a 柴 油 加 氢 精 制 装 置 ( 简 称 Ⅳ
加 氢)与 1.8Mt/a 蜡 油 加 氢 装 置(简 称Ⅴ加 氢)公 用 一 套脱硫系统，由两个单独的循环氢脱硫塔、一个低 分气脱硫塔、一个脱硫化氢汽提塔顶气脱硫塔和富 溶剂再生设施组成。
· 72 ·
中外能源 SINO-GLOBAL ENERGY
2013年 第 18 卷
镇海炼化两套加氢装置脱硫系统工况分析与优化
叶立峰
( 中 国 石 化 镇 海 炼 化 分 公 司 ， 浙 江 宁 波 315207)
摘 要 镇海炼化Ⅳ，Ⅴ加氢装置脱硫系统因长期加工高硫原油 ，造成循环氢脱硫塔看窗引出法兰根部泄漏 、底部液控阀内
富 液 由 Ⅴ 加 氢 循 环 氢 脱 硫 塔 T3104、T3105、 T3106 底 部 抽 出 ， 并 与 来 自Ⅳ加 氢 装 置 的 循 环 氢 脱 硫 塔 T2103 富 液 混 合 ， 通 过 富 液 过 滤 器 (FI3105) 除 去 杂 质 后 ， 再 经 贫 富 液 换 热 器 (E3112A/B) 换 热 至 98℃，进 入 富 液 闪 蒸 罐(V3116)降 压 闪 蒸 。 少 量 的 轻 烃气体汽化后在压力控制下排至火炬，闪蒸后的富 液 由 V3116 底 部 抽 出 ，在 液 位 控 制 下 进 入 溶 剂 再 生 塔(T3107)第 3 层 塔 盘 。 胺 液 由 T3107 下 部 集 液 箱 抽 出 ， 作 为 溶 剂 再 生 塔 底 重 沸 器 (E3114) 进 料 ， 经 重 沸 加 热 后 返 回 塔 底 部 ，E3114 的 热 源 正 常 生 产 时 由 装 置 自 产 的 0.3MPa 饱 和 蒸 汽 提 供 ， 蒸 汽 不 足 时 由 催 化 装 置 过 来 的 蒸 汽 进 行 补 充 ， 开 工 时 1.0MPa 蒸 汽 经 减 温 减 压 器(JW3101)后 作 为 E3114 的 热 源 。T3107 顶 部 气 体 经 溶 剂 再 生 塔 顶 空 冷 器 (A3106) 冷 却 至 40℃ 后 ， 进 入 溶 剂 再 生 塔 顶 回 流 罐 (V3117)，V3117 顶部出来的酸性气在压力控制下送出装置，底部抽 出 的 液 体 经 溶 剂 再 生 塔 顶 回 流 泵(P3110A/B)升 压 后 作 为 T3107 回 流 。
再 生 后 的 MDEA ( N - 甲 基 二 乙 醇 胺 ) 溶 液 由
作 者 简 介 ： 叶 立 峰 ， 工 程 师 ，2003 年 毕 业 于 天 津 大 学 化 工 学 院 化 学工程专业，主要从事加氢及裂化区域生产管理工作。 E-mail ：yelf.zhlh@
第1期
漏 、 富 液 管 线 泄 漏 、 贫 富 液 换 热 器 内 漏 等 一 系 列 问 题 。 通 过 对 脱 硫 系 统 优 化 ， 富 液 管 线 升 级 ( 更 换 为 304 不 锈 钢 材 质) ， 底 部 液 控 阀 更 换 为 多 级 减 压 型 式 ， 贫 富 液 换 热 器 管 束 升 级 为 316L ， 胺 液 缓 冲 罐 停 工 时 清 洗 ， 投 用 活 性 炭 过 滤 器 及袋式过滤器，补充新鲜溶剂，增加缓冲罐排油线等措施，脱硫系统工况明显改善。 通过调整，大幅减少了胺液系统 携带的固体颗粒、碳粉及轻烃携带量，两个循环氢脱硫跨线关闭，脱后循环氢中硫化氢含量大幅下降，硫化氢含量 分 别 为 100mL/m3、500mL/m3， 脱 后 低 分 气 中 硫 化 氢 、 脱 后 燃 料 气 中 硫 化 氢 含 量 分 别 下 降 至 5mL/m3、5mL/m3。 此 外 ， 低 分气脱硫塔、燃料气脱硫塔胺液循环量大幅下降。 更换贫富液换热器后，换热效果良好，富液进再生塔温度提高，空 冷 后 贫 液 温 度 下 降 10℃， 溶 剂 再 生 塔 运 行 稳 定 。
叶立峰. 镇海炼化两套加氢装置脱硫系统工况分析与优化
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T3107 底 部 抽 出 ， 先 经 贫 富 溶 剂 换 热 器 (E3112A/B) 换 热 ，再 经 贫 溶 剂 接 力 泵(P3112A/B)升 压 ，最 后 至 贫 溶 剂 空 冷 器 (A3107) 冷 却 至 50℃ 后 ， 进 入 溶 剂 缓 冲 罐(V3118)。 由 溶 剂 缓 冲 罐 出 来 的 贫 溶 剂 分 为 三 股 ， 一 股 经 贫 溶 剂 泵(P3125A/B)升 压 后 进 入 贫 溶 剂 缓 冲 罐(V3136)，自 V3136 底 部 出 来 的 贫 溶 剂 至 循 环 氢 脱 硫 塔 贫 溶 剂 泵 (P3108A/B)； 第 二 股 贫 溶 剂 至 燃 料 气 脱 硫 塔 贫 溶 剂 泵 (P3109A/B)； 另 外 一 股 贫 溶 剂 送 去
Ⅳ加氢装置过来的脱硫化氢塔顶气与自Ⅴ加 氢脱硫化氢塔顶来的干气一起进入干气分液罐 (V3114)， 由 V3114 顶 部 引 出 的 气 体 进 入 燃 料 气 脱 硫 塔 (T3106) 底 部 。 T3106 内 装 三 层 填 料 ， 贫 液 自 燃 料 气 脱 硫 塔 溶 剂 泵 (P3109A/B) 进 入 T3106 顶 部 ， 由 塔底上升的气体与由塔顶下流的贫液在塔中逆流 接触，气体中的硫化氢被胺液吸收。 塔顶经脱硫后 的气体在压力控制下送出装置，进入装置外高压瓦 斯系统或低压瓦斯系统。