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安徽华东化工医药工程有限责任公司说明书项目号1141D255文表号GY-00/S2工艺系统部分顾客要求设计阶段详细设计第1页共28页工厂(公司)名称：河北鑫海化工有限公司项目名称：500万吨/年劣质油加工扩建工程装置及（或）单元名称：80×104t/a加氢精制装置654321修改说明编制校对审核日期本文件专有权属安徽华东化工医药工程有限责任公司所有,未经安徽华东化工医药工程有限责任公司许可不得复制或转让给第三方编制：校对：审核：安徽华东化工医药工程有限责任公司说明书项目号1141D255文表号GY-00/S2顾客要求设计阶段详细设计第2页共29页本文件专有权属安徽华东化工医药工程有限责任公司所有,未经安徽华东化工医药工程有限责任公司许可不得复制或转让给第三方.目录第1节概述................................................3第2节生产流程简述........................................5第3节原料及产品的主要技术规格...........................10第4节装置物料平衡.......................................12第5节装置消耗指标及能耗.................................13第6节生产控制分析.......................................21第7节环境保护...........................................23第8节职业安全卫生.......................................25第9节装置定员编制.......................................27第10节装置对外协作关系..................................28附录......................................................29安徽华东化工医药工程有限责任公司说明书项目号1141D255文表号GY-00/S2顾客要求设计阶段详细设计第3页共29页本文件专有权属安徽华东化工医药工程有限责任公司所有,未经安徽华东化工医药工程有限责任公司许可不得复制或转让给第三方.第1节概述1.1设计依据（1）2011年8月，安徽华东化工医药工程有限责任公司与河北鑫海化工有限公司签订的工程设计合同。（2）河北鑫海化工有限公司提供的设计基础资料。（3）其它传真、记录等。1.2设计原则（1）采用国内外先进、成熟、稳妥可靠的工艺技术及设备，实现装置“安、稳、长、满、优”安全生产。（2）充分依托现有的公用工程及辅助设施，最大限度地节约工程投资。（3）严格执行《环境保护法》，采用环境友好的工艺技术方案，采取切实有效的“三废”治理措施，减少环境污染。（4）贯彻“安全第一，预防为主”的方针，确保改造装置符合安全卫生要求。1.3设计范围装置由反应部分（包括新氢压缩机、循环氢压缩机）、分馏部分、界区内公用工程部分组成。装置设计包括控制系统和变配电系统的设计，不包括控制室和变配电间的结构设计。1.4装置概况1.4.1装置规模及组成装置设计规模：80万吨/年，操作弹性为60%-120%，实际操作为86.3万吨/年。年开工时数：8000小时装置组成：反应部分（含循环氢脱硫）、分馏部分、公用工程部分1.4.2生产方案本加氢精制单元采用高性能加氢精制催化剂，以焦化汽油、焦化柴油、直馏柴油的混合油为原料，经过催化加氢反应进行脱硫、脱氮、烯烃饱和及部分芳烃饱和，生产精制汽油和柴油，汽油、柴油产品硫含量、氧化安定性、色度、杂质等主要指标满足国标（GB252-2000）柴油规格要求。安徽华东化工医药工程有限责任公司说明书项目号1141D255文表号GY-00/S2顾客要求设计阶段详细设计第4页共29页本文件专有权属安徽华东化工医药工程有限责任公司所有,未经安徽华东化工医药工程有限责任公司许可不得复制或转让给第三方.1.4.3工艺流程特点1、原料油过滤为了防止反应器因进料中的固体颗粒堵塞导致压降过大而造成的非正常停工，在装置内设置自动反冲洗过滤器，脱除原料油中大于25μm的固体颗粒。2、原料油惰性气体保护因为原料油与空气接触会生成聚合物和胶质，为有效防止结垢，原料油缓冲罐用氮气或其它不含氧和硫的气体进行气封，本装置采用燃料气气封。3、高压空冷器前注水加氢过程中生成的H2S、NH3，在一定温度下会生成NH4HS结晶，沉积在空冷器管束中，引起系统压降增大。因此在反应流出物进入空冷器前注入脱盐水来溶解铵盐，避免铵盐结晶析出。4、采用双壳程换热器，提高换热效率，减少换热面积，节省投资。5、能量回收好。从工艺流程的优化、高效换热设备的应用、新型内构件的设计技术应用等各方面综合考虑，降低装置的能耗。6、采用原料油与氢气混合再换热的炉前混氢方案，提高换热器效率和减缓结焦程度。7、采用板焊结构热壁反应器。反应器内件包括入口扩散器、分配盘、冷氢箱、出口收集器等，使进入反应器中催化剂床层的物流分布均匀，催化剂床层的径向温差小。8、反应器入口温度通过调节加热炉燃料来控制，床层入口温度通过调节急冷氢量来控制。9、分馏部分采用双塔汽提方案。10、脱硫化氢汽提塔塔顶设注缓蚀剂设施，以减轻塔顶馏出物中硫化氢对汽提塔顶系统的腐蚀。11、催化剂按器外再生考虑。12、在原料油中注阻垢剂，降低原料油尤其是焦化柴油的结垢程度。13、设置循环氢脱硫设施，以此降低反应系统中硫化氢的分压，有利于提高汽柴油的脱硫率。安徽华东化工医药工程有限责任公司说明书项目号1141D255文表号GY-00/S2顾客要求设计阶段详细设计第5页共29页本文件专有权属安徽华东化工医药工程有限责任公司所有,未经安徽华东化工医药工程有限责任公司许可不得复制或转让给第三方.第2节生产流程简述2.1生产流程简述2.1.1反应部分焦化柴油、焦化汽油、常一常二线油组成的混合原料油自装置外来，原料油缓冲罐(V4001)液面控制下，通过原料油过滤器(FI4001A,B)进行过滤，除去原料中大于25μm的颗粒。过滤后的原料油进入原料油缓冲罐，然后经加氢进料泵(P4001A,B)升压后，在流量控制下，与混合氢混合作为反应进料，依次与反应流出物经两个台位的反应流出物/反应进料换热器（E4003A,B和E4001）换热后，进入反应进料加热炉（F4001）加热至反应所需温度，再进入加氢精制反应器（R4001），在催化剂作用下进行脱硫、脱氮、烯烃饱和、芳烃饱和等反应。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R4001的反应流出物，经反应流出物/反应进料换热器（E4001、E4003A,B）、反应流出物/分馏塔进料换热器（E4002）依次与热反应进料、分馏塔进料、冷反应进料换热，然后经反应流出物空冷器（A4001A～D）冷却至45℃进入高压分离器（V4002）。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（P4002A,B）将脱盐水注至高压空冷器A4001A～D上游侧的管道中。冷却后的反应流出物在高压分离器（V4002）中进行油、气、水三相分离。高分气(循环氢)进入循环氢脱硫塔入口分液罐（V4018），后再进入循环氢脱硫塔（T4003），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缓冲罐（V4017），后再进入循环氢压缩机（C4001A,B）升压至9.8MPa（G），然后分两路：一路作为急冷氢进入反应器；一路与来自新氢压缩机（C4002A,B）的新氢混合，混合氢与原料油混合作为反应进料。含硫、含氨污水自V4002底部排出，至装置外酸性水汽提装置处理。高分油相在液位控制下经调节阀减压后进入低压分离器(V4003)。V4003闪蒸出的低分气至分馏部分与脱硫化氢汽提塔顶气、富液闪蒸罐（V4020）的酸性气合并作为副产品干气送出装置。自装置外来的贫溶剂经贫胺液加热器E4008换热至55℃进入循环氢脱硫塔贫液缓冲罐V4019缓冲后经循环氢脱硫塔贫液泵P4012A、B升压后进入循环氢脱硫塔T4003；T4003底富液经减压后送入富液闪蒸罐V4020进行气、液闪蒸，富液罐顶气与塔顶气混合安徽华东化工医药工程有限责任公司说明书项目号1141D255文表号GY-00/S2顾客要求设计阶段详细设计第6页共29页本文件专有权属安徽华东化工医药工程有限责任公司所有,未经安徽华东化工医药工程有限责任公司许可不得复制或转让给第三方.后送入装置外处理，富液送入装置外处理。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、放空应密闭放至地下溶剂罐或火炬系统后密闭送出装置。低分油经柴油/低分油换热器（E4006A～D）与柴油产品换热后，进入脱硫化氢汽提塔（T4001）。新氢经新氢压缩机入口分液罐（V4006）分液后进入C4002A,B，经两级升压至9.8MPa（G）与C4001A,B出口的循环氢混合。2.1.2分馏部分从反应部分来的低分油经柴油/低分油换热器（E4006A～D）与精制柴油换热到205℃左右后进入脱硫化氢汽提塔（T4001），塔底通入汽提蒸汽，塔顶油气经汽提塔顶空冷器（A4002A～D）、汽提塔顶后冷器（E4007）冷凝冷却至40℃，进入汽提塔顶回流罐（V4004）进行气、油、水三相分离。闪蒸出的气体与低分气合并作为加氢干气送至装置外；含硫含氨污水与高分污水一起送出装置；油相经脱硫化氢汽提塔顶回流泵（P4003A,B）升压后全部作为塔顶回流。为了抑制硫化氢对塔顶管道和冷换设备的腐蚀，在塔顶管道注入缓蚀剂。脱硫化氢汽提塔底油先经过E4002与反应流出物换热至232℃进入产品分馏塔（T4002），T4002设有29层浮阀塔盘，塔底设重沸炉泵（P4041A,B）强制循环经过重沸炉（F4002）加热，塔顶油气经产品分馏塔顶空冷器（A4003A～D）、产品分馏塔顶后冷器（E4005）冷凝冷却至40℃后进入产品分馏塔塔顶回流罐（V4005），回流罐压力通过燃料气分程控制。回流罐液相经产品分馏塔塔顶回流泵（P4004A,B）升压后，一部分作为分馏塔的回流，另一部分作为汽油产品出装置。V4005分水包排出的含油污水通过地漏至装置污水管网。产品分馏塔底油经柴油泵（P4005A,B）升压后先经E4006A～D换热，后经柴油空冷器（A4004A～D）冷却至50℃后送出装置。2.1.3催化剂预硫化流程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需进行活化--预硫化。本设计采用液相硫化方法，硫化剂为二甲基二硫醚（DMDS）。催化剂硫化前先用抽装硫化剂气动泵把DMDS抽入硫化剂罐（V4010）中。硫化时，系统内氢气经循环氢压缩机（C4001A,B）按正常操作路线进行循环。DMDS自V4010来，安徽华东化工医药工程有限责任公司说明书项目号1141D255文表号GY-00/S2顾客要求设计阶段详细设计第7页共29页本文件专有权属安徽华东化工医药工程有限责任公司所有,未经安徽华东化工医药工程有限责任公司许可不得复制或转让给第三方.混入加氢进料泵（P4001A,B）入口，经高压换热器（E4003A,B、E4001）进入反应进料加热炉（F4001），按催化剂预硫化升温曲线的要求升温，对反应器R4001中催化剂床层进行预硫化。自R4001来的流出物经E4001、E4002、E4003A,B、A4001A～D冷却后进入高压分离器V4002进行分离，高分气体循环经V4018、T4003、V4017至压缩机C4001A,B，催化剂预硫化过程中产生的水从V4002底部间断排出。硫化时贫胺液不得进入T4003。2.1.4催化剂再生流程为了恢复使用过的催化剂活性，催化剂需要再生，本装置催化剂再生按器外再生方式考虑。2.1.5开工、停工条件开工时，开工油从罐区来，经原料油过滤器（FI4001）、原料油缓冲罐（V4001）、加氢进料泵（P4001A,B）进入系统