1、焦化干氣輕油制氫裝置操作 概述1. 1 主題內容本規程介紹了焦化干氣 （輕油） 制氫裝置的工藝原理、 工藝流程、化工原材料及耗量指標、裝置開停工操作法、崗 位操作法、 主要儀表及性能、 事故及處理、 安全環保規程等。1.2 適用范圍本規程適用于焦化干氣 （ 輕油 ） 制氫裝置操作及相關管 理依據。1. 3 引用標準Q/JSH G1102.01-2003 工藝技術操作規程管理標準1.4 工藝原理概述焦化脫后干氣經堿、水洗使氣體中硫含量w300 ug/g后與氫氣（開工時用系統氫氣，開工正常后用自產氫氣）混 合（混合比例為干氣中氫濃度不低于10%），經干氣壓縮機升壓至2.7Mpa（g）,經開工加熱爐

2、加熱至 180280 C （視反-101 床層溫升情況而定）進入絕熱加氫反應器（ 催化劑： JT-4/JT-1G ）進行烯烴飽和和有機硫轉化，將原料氣中烯烴 含量降至1.0% （V）以下，進入ZnO反應器（脫硫劑：T-305 ; 脫氯劑JX-5A）進行脫硫脫氯，將原料氣中硫含量、氯含量 均降至 0.5 ug/g 以下。脫硫脫氯后的原料氣與水蒸氣按水碳比（ mol/mol ）不低于5: 1進行混合，將原料預熱至 500C后進入轉化工序 原料氣與水蒸氣混合物在轉化催化劑( Z417/418 , T:800 C, P:2.0MPa)的作用下發生轉化反應，生成 “、CO CQ及部 分殘余CH的轉化氣，

3、經中壓蒸汽發生器換熱產生 2.5MPa水 蒸汽,溫度降至360 C后進入中溫變換工序。轉化氣中的 CQ在中變催化劑(催化劑B110-2 , T>440 C, P:1.8MPa)的作用下與水蒸汽發生變換反應生成f、CQ,將中變氣中的 CQ降至3.0% (V)以下，再在低變催化 劑(催化劑 B202, T>230C, P:1.6MPa)的作用下發生同上 反應，將低變氣中的 CQ降至0.3% (V)以內，低變氣經過一 系列的換熱分水后進入脫碳工序。在脫碳塔內,低變氣先與再生度較差的脫碳半貧液逆向接觸，脫去大部分CQ,然后再與再生度較好的貧液接觸將CQ含量降至1.0% (V)以下進入甲烷化

4、工序。 脫碳后的粗 氫(CQ+C2K 1.0%,耳> 95.0%)在甲烷化催化劑(催化劑J105, T> 430 C、1.25Mpa)的作用下將 CQ+CO降至0.01%(V)以下， 得到壓力為1.25Mpa (g)、純度為95.0% (V)的工業氫氣。常壓輕石腦油(重整拔頭油)則由泵升壓(2.7Mpa)后于原料加熱爐前與 “(潤加氫返氫)混合("/油：50100), 再經原料加熱爐加熱至360380 C后進入原料精制工序進行加氫脫硫脫氯,其后續工藝原理與干氣相同。1.5 工藝流程說明1.5. 1 原料精制系統1.5.1.1 主流程40 C、0.65MPa(g)的焦化脫后

5、干氣自焦化裝置經過流 量計FIQ6301進入制氫裝置，并通過干氣壓控閥 PC6310將多 余干氣排入高瓦系統使入裝置干氣壓力保持穩定, 再經FC6301 進入堿洗前干氣分液罐容 -122 分液后，進入堿洗塔 塔-105內。30%的NaOH溶液由系統進入堿液配制罐容 -129， 通過軟化水稀釋和工業風攪拌，配制成10%的NaOH溶液進入溶劑儲罐容 -108 儲存。用補堿泵泵 -101/3 抽送至塔 -105 內， 當塔內達到 60%液位后，用堿洗泵泵 -101/1 、 2 進行循環， 塔內干氣與NaOH溶液逆向接觸，在操作溫度40 C、操作壓力 0.5MPa(g) 下, 洗滌部分 H2S。 C-

6、105 頂部出來的氣體進入 水洗塔塔 -106 底部， 與水洗泵泵 -102/1 、 2 抽送至塔 -106 頂 部的新鮮水在塔內逆向接觸，在操作溫度40 C、操作壓力0.45MPa(g) 下洗滌殘留在氣體中的堿液， 自塔-106 頂部出來 的焦化干氣與 “(機前配氫)混合后進入容-123分液，再經 干氣壓縮機入口氣體緩沖罐容 -124/1 、 2、 3 分液后，由干氣 壓縮機(K-101/1、2、3)壓縮，一級壓縮氣體(Tv 96C、Pv 0.968MPa)經壓縮機一級出口冷卻器(冷-112/1、2、3)冷卻后，進入壓縮機進行二級壓縮，為保證壓縮機入口壓力 穩定，將二級壓縮氣體( Tv 12

7、0C、Pv 2.7MPa )部分冷卻 至40 C返回到壓縮機一級入口 (簡稱二回一)。二級壓縮后的 氣體(Tv 120C、Pv 2.7MPa),經干氣壓縮機出口氣體分液罐容-125/1 、2、3分液后，直接進入原料氣加熱爐 （爐 103， 單/雙程可切換流程）加熱至180280 C后進入加氫反應器（反一101，崔化劑:JT-4/JT-1G，在 350385C、2.25MPa（g） 條件下進行有機硫轉化和烯烴加氫飽和，將原料氣中烯烴含 量降至1.0% （V）以下、有機硫含量降至0.5 ug/g以下進入脫硫反應器（反 -102/1 、 2, 脫硫催化劑: T-305 ；脫氯催化 劑：JX-5A），

8、在350C、2.23MPa（g）條件下進行脫硫脫氯 ， 將原料氣中總硫降至 0.5ug/g 以下、總氯含量降至 1.0ug/g 以下后進入轉化工序 。反-102/1 、 2正常使用為正、反向串 聯使用,亦可單獨切除使用。常壓輕石腦油自裝置油罐來（重整拔頭油自中轉球罐 來），經流量計 FIQ6001（ 重整拔頭油經 FIQ60 0 3 ） 再經 FC6101 到原料脫水罐（容 -101/1 、 2）、原料緩沖罐（容 -103），由 原料泵（泵-103/1、2、3） 升壓（2.7Mpa）后于原料加熱爐 前與潤加氫所返新氫混合（ H2/ 油： 50 100），再經原料加熱 爐（爐-103 ,單程）加

9、熱至360380 C后進入原料精制工序， 其后續工藝流程與干氣相同。1.5.1.2 配氫流程 機后配氫：潤加氫返回的新氫自其壓縮機來，經循環 氫分液罐容 -121 緩沖分水后，一路經 FI6113 進入原料氣加 熱爐（ F-1 03 ） ，另一路經 PC6102 后進入工業氫分液罐（D-105）。其同時還作為反-101冷氫降溫氫源。機前配氫：新氫自系統管網來，經 FI6030 、FC6303 后與干氣原料一起混合進入干氣壓縮機升壓至加氫反應器進行有機硫轉化和烯烴加氫飽和。開工時用系統（PSA氫氣，開工正常后，用自產氫氣。1.5.1.3 加氫催化劑預硫化流程CS外購桶裝進裝置，經 CS抽子（EJ

10、-01 ）抽入CS計 量罐（容 -132/1 、2），用新鮮水計量泵（泵 -113/1 、2）將 新鮮水升壓至 2.02.5Mpa,進入CS計量罐（容-132/1、2）, 將CS壓入加氫反應器（反-101 ），在300350C、1.6 Mpa 條件下進行催化劑硫化。硫化時，氫氣和氮氣（混合氣體中 氫氣濃度為 30%）分別由壓縮機前或爐 -103 前進入，經爐-103 升溫后，走原料氣管道進入加氫反應器（反 -101 ）。硫化氮 氣自反 -101 出口硫化氮氣專線經硫化氮氣冷卻器（冷 -111 ） 冷卻至40C，由硫化氮氣分液罐（容-128 ）分水后，進入干 氣壓縮機一級入口，由壓縮機升壓后循環

11、使用。1.5.2 轉化系統a. 主流程 脫硫、脫氯合格的原料氣與裝置自產蒸汽（非正常狀 態下為外來3.5MPa蒸汽）以水碳比不小于 5 : 1的比例混合， 進入轉化爐（爐 102/1、2）混合段預熱至 480500 C后進 入轉化爐（爐101/1、2,共有160根爐管，材質：C r25Ni20 , 內裝Z 417/Z 418轉化劑），在高溫和催化劑作用下發生轉化反應，生成H 2、CO、CO 2及部分殘余甲烷的轉化氣 （含 H 2約70%, CH 4> 3.5 %）,經過中壓蒸汽發生器 （換一101 /1、2）進行熱交換，溫度由800C降至360C左右進入中溫變換反應器（反一103/上,內

12、裝B 110-2催化劑），在催化 劑作用下，轉化氣中的CO和H 2O反應，生成CO 2和H 2, 使出口中變氣中CO含量降至3.0 % （V）以下，中變氣經過甲烷化加熱器（換一108 ）、低壓蒸汽發生器（換102 ）、給水加 熱器（換一105 ）、給水預熱器（換一104）系列換熱后，溫度降至180 C左右進入低溫變換反應器（反一103/下，內裝B 202催化劑），在此，殘留在氣體中的CO進一步與水蒸汽發生變換反應，經低溫變換反應后，低變氣中的CO降至0.3 % （V）以下，然后進入脫碳系統。b、燃料流程裝置燃料高壓瓦斯自中轉瓦斯班來（液態烴經球罐來）,經燃料加熱器換一109加熱后（液態烴先經 p