年产50万吨焦化、加氢、制氢方案设计--学位论文.doc

50万吨/年多环稠芳烃轻质化工程建设立项报告
目 录
第一章 工艺装置方案 5

第一节 延迟焦化装置 5
一、装置组成及规模 5
二、原料及产品方案 5
三、技术方案选择 5
四、主要操作条件 8
五、工艺流程简述 10
六、自控水平 12
七、主要设备选择 15
八、指标及能耗 19
九、面布置 错误！未定义书签。
第二节 加氢精制装置 21
一、概述 21
二、工艺技术方案 21
三、要操作条件 23
四、艺流程简述 24
五、控水平 25
六、要设备选择 29
七、节能原则和措施 31
八、置平面布置 32
第三节 制氢装置 32
一、概述 32
二、原料及产品 33
三、工艺技术方案 33
四、主要工艺过程操作条件 36
五、工艺流程简述 38
六、自控水平 39
七、主要设备选择 45
八、节能措施 47
九、平面布置 47
第二章 投资估算 49

序
我国的石油化工工业是从在20世纪60年代开始发展的，到在20世纪80年代有机化学工业的原料已经主要转换为石油和天然气。20世纪70年代末期以来，由于国际性的能源紧张，石油价格猛涨，使我国石油化学工业受到冲击，经济效益的幅度下降。我国人口众多，人均占有石油和天然气资源较少，以石油为例，全国消费量约为3~5亿吨/年，而全国原油总产量约1.5亿吨/年，资源不足或原油价格高将会制约我国国民经济发展。因此，为寻求石油和天然气的待用原料进行了大量的研究开发工作。
我国煤炭估计地质储量为2万亿吨；已探明可采储量为7700亿吨.，按照每年消费60亿吨的水平计算，已探明可采储量可保证消费130多年。近十年来，继煤焦化、乙炔化学之后，煤化工以煤制燃料油、煤制烯烃、煤制天然气的新面貌出现。目前我国已经形成了一个庞大的煤焦化、乙炔化、煤制燃料油、煤制烯烃、煤制天然气的煤化工体系；每年耗煤20亿吨 ，除生产出计划产品外，每年还副产出约 700万吨的多环稠芳烃。
2009年陕西省榆林市建设了一座40万吨/年多环稠芳烃轻质化厂。经过三年的平稳运行证明：柴油收率占多环稠芳烃量的40%，汽油收率占多环稠芳烃量的33%，蜡油收率占多环稠芳烃量的3%，焦炭产率收率占多环稠芳烃量的14%，焦化干气和液化气收率占多环稠芳烃量的8%；年经济效益高达8亿元。多环稠芳烃轻质化投资少，经济效益高。而且为我国每年产出的700万吨的多环稠芳烃奠定了基础。如将我国每年产出的700万吨的多环稠芳烃充分利用，每年可替代数百万吨的石油，对我国的能源安全和国民经济发展有着重要意义。
菏泽市德润化工有限公司董事长带领公司班子成员和技术人员多次到陕西省榆林市实地考察后认为：多环稠芳烃轻质化投资少，经济效益高，是一项能够带动当地经济发展的好项目。山东省既是产煤大省，也是耗煤大省，多环稠芳烃来源丰富，如在菏泽市建设一座50万吨/年多环稠芳烃轻质化厂，不但原料有保证，而起对菏泽的经济发展有着一定意义；还会对山东省的多环稠芳烃利用起到示范带动作用。

多环稠芳烃轻质化工程装置单元表
序号
单元号
单元名称
内容
备注
1
00
原料过滤单元
去除原料中杂质

2
10
延迟焦化单元
多环稠芳烃轻质化

3
20
焦化干气制氢单元
转化、提纯氢气

4
30
焦化汽油、柴油加氢单元
汽油、柴油改质

5
40
总图

6
41
装置内管廊

7
42
供电及变配电室
高压配电、低压配电、变电站

8
43
中控室
DCS、ESD等

9
44
装置内电信

10
45
蒸汽锅炉

11
46
装置内给排水及消防

13
47
罐区

14
48
办公楼和库房

15
49
其他

50×104t/a多环稠芳烃轻质化产品表
项 目
单 位：104t/a
备 注
1
焦炭
7
生焦
2
柴油
19

3
汽油
13

4
蜡油
6

5
焦化干气，液化气
4.4
制氢
6
损失
0.6
过滤出固体和分馏过程气体
7
合计
50

第一章 工艺装置方案
第一节 延迟焦化装置
一、装置组成、规模及建设地点
l 本装置主要包括焦化、吸收稳定、吹汽放空、水力除焦、切焦水和冷焦水循环 、干气及液化气脱硫和液化气脱硫醇部分。
l 装置工程规模50万吨/年,年开工时间按8000小时计。
l 建设地点：山东省菏泽市德润化工有限公司
二、原料及产品方案
1、原料来源
本装置原料：多环稠芳烃
2、产品方案
主要产品有：焦化干气﹑液化气、焦化汽油、焦化柴油﹑焦化蜡油和焦炭。
三、技术方案选择
本焦化装置加工规模为50万吨/年,加工原料硫含量高、残炭高、粘度大、焦质沥青质高，因此，该装置工艺技术方案的选择充分考虑以装置的“安、稳、长、满、优”生产﹑多产柴油，提高经济效益为目标,并采用先进、成熟可靠的工艺技术和设备，使装置在防腐、抗腐、环境保护、长周期运行、目的产品收率及质量、自动化水平和能量消耗等方面达到较高水平。为此采用如下工艺技术方案：
1.采用大循环比焦化方案
循环比主要是用来控制蜡油的干点和残炭、液体产品的比率和收率、焦炭的产率。循环比大时，总液体收率减小，焦炭和气体产率增加，柴油收率相对提高，蜡油收率相对降低，蜡油质量好；循环比小时，总液体收率增加，柴油收率相对降低，蜡油收率相对提高，蜡油质量差，焦炭和气体产率降低。根据加工总流程及装置希望少产高硫蜡油、多产柴油的要求，装置采用大循环比操作，设计采用0.9循环比。
2.采用“一炉两塔”焦化工艺流程
焦化装置采用“一炉两塔”工艺流程，焦炭塔直径为f6100mm，焦化加热炉热负荷为45.9MW。采用大型化焦炭塔和焦化炉，可以减少了焦炭塔的切换次数，减少在除焦过程中（开盖和关盖）以及预热设备的时间，大大减轻了操作工人的劳动强度。
3.采用48小时生焦周期
对于已有装置，较短的生焦周期可以提高装置的处理能力；新建装置可降低新建焦炭塔高度，节省投资。但缩短设计生焦周期也将带来如下不利影响。
（1）需要增加排空系统的能力，以便在焦炭塔冷却期间处理增加的蒸汽。
（2）缩短生焦周期需要减少焦炭塔的预热时间，加快焦炭塔的冷却速度，增加焦炭塔骤冷骤热的频次，这样，会引起焦炭塔疲劳，影响焦炭塔寿命。
（3）装置弹性减小，过低的焦炭塔高度将限制装置的操作弹性。
（4）加大生产管理难度，较短的生焦周期使得除焦时间不固定，给生产管理带来不便。
综合各种因素，焦炭塔生焦周期采用48小时。
4.采用高效塔内件
焦化分馏塔作为分馏的核心设备，塔内件综合性能的高低，直接影响到装置的建设投资和操作性能等。综合性能优良的塔板不仅应该具有高的通量，同时又应该具有高的分离效率。而这两方面是由高效的塔盘、合理的降液管等综合作用的结果。为获得高的传质效率，拟采用高性能塔板以有效提高塔板效率。
5.采用环境友好的工艺流程，提高环境保护水平
由于延迟焦化工艺是将多环稠芳烃深度转化为较轻质油品和焦炭的工艺，在焦炭塔吹汽、冷却、除焦的过程中，会产生粉尘、污水、废气等污染。为减少污染，拟采取如下措施。
（1）冷焦水密闭循环，消除恶臭气味
采用无污染的冷焦水密闭循环流程，对冷焦水全过程进行密闭循环处理，消除冷焦水对周围环境的污染。处理后的冷焦水再循环使用。
（2）采用密闭吹汽放空系统
采用密闭吹气放空系统，实现焦炭塔吹气放空过程无废气排放。
（3）采用国产新型低NO×燃烧器
焦化加热炉采用新型低NO×燃烧器、减少烟气中NO×排放量，减少污染污染。
6.采用有效措施延长装置运行周期
为延长装置连续运行周期，采用以下措施：
（1）采用双面辐射加热炉。辐射炉管采用双面辐射形式布置，以提高其平均热强度，降低峰值热强度。
（2）采用在线清焦技术。在不停焦化加热炉的条件下，对多管程加热炉中的某一列管程进行蒸汽清焦。
（3）采用多点注水（蒸汽）技术。根据管内介质不同的加热阶段，在管路系统不同部位分别注入不同比例的水或蒸汽。减缓炉管结焦，延长焦化炉的运行周期。
（4）选用相应抗腐蚀材料。选用相应的抗腐蚀材料以保证装置长周期安全运行。
（5）采用结构合理的分馏塔内件。
（6）采用无堵焦阀的焦炭塔预热流程。采用无堵焦阀的焦炭塔预热流程，延长焦炭塔的使用寿命。
（7）焦炭塔设置注消泡剂和中子料位计措施，减少焦粉夹带。为减小焦炭塔泡沫层高度，提高装置的安全性，采取向焦炭塔注消泡剂措施。同时为准确检测焦炭塔内焦炭层高度，焦炭塔安装中子料位计。
7.采取有效措施提高装置自动化程度
装置除采用DCS控制外，焦炭塔水利除焦系统采用先进的PLC安全自保系统，以保证除焦的顺利进行和安全操作。
8. 干气及液化石油气脱硫采用醇胺法溶剂吸收工艺
炼厂气脱硫工艺大致有四类：固定床吸附、膜分离、碱洗和可再生的溶剂吸收。
针对焦化装置的原料性质，本着成熟可靠、投资省、能耗低、操作费用低、尽可能减少环境污染的原则，采用醇胺法溶剂吸收工艺，胺液再生采用集中处理的方案。
9. 液化石油气脱硫醇采用催化氧化脱硫醇工艺
采用催化氧化脱硫醇工艺，催化剂碱液经再生后循环使用，产生的少量碱渣送至工厂统一处理。脱后液化石油气硫醇含量小于10ppm。

四、主要操作条件
1．焦化部分
表1 焦化部分操作条件
项目
温度 ℃
压力 MPa(g)
备 注
焦炭塔
塔顶油气(急冷后)
415
0.16

进料油
～495
~0.45

急冷油
230
1.6

加热炉
焦化油入口
～337
3.58

焦化油出口
500
0.45
辐射段
饱和蒸汽入口
191
~1.2

过热蒸汽出口
240
~1.1

加热炉注汽
390
3.3

吹扫用汽
250
1.0

加热炉膛
790～810
2～5mmH2O
负压
分馏塔
循环比

0.6～0.9
塔顶油气
122
0.10

顶循抽出
144
0.11
返回60℃
柴油抽出
228
0.13
回流120℃
中段回流抽出
287
0.14
返回230℃
蜡油抽出
344
0.15
回流230℃
油气入塔
415
0.15

分馏塔底
337
0.15

渣油进分馏塔
245
0.8

2．吸收稳定部分
表2 吸收稳定部分操作条件
项目
温度℃
压力MPa（g）
备注
压缩机入口
40
0.04

压缩机出口
127
1.35

汽油吸收塔顶
48
1.28

汽油吸收塔底
43
1.30

柴油吸收塔顶
46
1.25

柴油吸收塔底
52
1.27

解析塔顶
82
1.35

解析塔底
181
1.40

稳定塔顶
64
1.20

稳定塔底
216
1.27

3．干气液化气脱硫部分
干气脱硫塔塔顶温度： 40℃
干气脱硫塔塔底温度： 42℃
干气脱硫塔操作压力： 0.6Mpa(a)
液化烃脱硫塔塔顶温度： 40℃
液化烃脱硫塔塔底温度： 42℃
液化烃脱硫塔操作压力： 1.0Mpa(a)
液态烃碱洗压力： 0.85MPa(a)
液态烃碱洗温度： 45℃
碱液氧化塔塔底温度：　　　　　　　50℃
碱液氧化塔操作压力：　　　　 0.6MPa(a)　　　

五、工艺流程简述
1．焦化部分
多环稠芳烃与焦化一线油换热后进入原料缓冲罐，由原料油泵抽出与侧线油换热,进入焦化分馏塔下部与循环油混合后，再经加热炉辐射进料泵抽出进入焦化加热炉，加热到495~500℃左右经过四通阀进入焦炭塔的底部。
分馏塔底油在焦炭塔内进行裂解和缩合反应，生成焦炭和油气。高温油气经过洗涤板从蒸发段上升进入蒸馏段进行分馏，分馏出富气、焦化汽油、焦化柴油和焦化蜡油馏份；焦炭聚结在焦炭塔内。
焦化二线油从集油箱中由焦化二线油泵抽出，一部分作为内回流返回分馏塔，另一部分经换热后回流返回分馏塔，焦化二线油经过换热、冷却后再分为两路，一路作为急冷油与焦炭塔顶油气混合，另一路出装置。
中段回流从分馏塔由中段回流泵抽出，经取热后，返回分馏塔。
焦化一线油从分馏塔由焦化一线油泵抽出，一部分作为内回流返回分馏塔，另一部分经换热后分两部分，一部分作为回流返回分馏塔，其余经冷却后分为两路，一路冷到40℃后作为吸收剂进入再吸收塔，另一路出装置。
分馏塔顶循环回流由顶循回流泵从分馏塔抽出，经顶循环油空冷器冷却到60℃后返塔。
分馏塔顶油气经分馏塔顶空冷器、分馏塔顶后冷器冷却到40℃进入分馏塔顶油气分离罐进行油、气、水分离，焦化一线油由泵抽出送至吸收塔。富气经压缩机升压，冷却,进入进料平衡罐。含硫污水至含硫污水罐脱除油气后用含硫污水泵出装置。
焦炭塔吹气、冷焦时产生的大量蒸汽及少量油气进入接触冷却塔洗涤，洗涤后重质油用接触冷却塔底泵打至接触冷却塔底冷却水箱冷却,一部分作冷回流返回接触冷却塔顶，一部分回炼或出装置；塔顶蒸汽及轻质油气经接触冷却塔顶空冷器、接触冷却塔顶冷却器后，进入接触冷却塔顶油气分离罐，分出的污油由污油泵送至轻污油罐，部分出装置。污水排入切焦水池。
2.吸收稳定部分
经过压缩富气冷却器冷却后的富气进入进料平衡罐进行汽液平衡，分离出来的气体进入吸收塔底部；分离出来的油经解吸塔进料泵进入解吸塔顶部。分馏塔顶汽液分离罐的粗汽油由泵送到吸收塔作为富气的吸收剂。由稳定油由泵打来至吸收塔第一层作补充吸收剂。
吸收塔顶部出来的贫气进入再吸收塔，用二线油再次吸收，以回收吸收塔顶携带出来的汽油组分。再吸收塔底富吸收油返回分馏塔，塔顶干气出装置送脱硫部分。
吸收塔底油，与解吸塔顶气体混合经混合富气空冷器冷却到40℃进入进料平衡罐。
为保证吸收塔有较低的吸收温度，提高C3、C4的吸收率，吸收塔设置中段回流取热。
解吸塔底重沸器由分馏塔中段回流供热（重沸器），以除去在吸收塔吸收下来的C2组份。解吸塔底脱乙烷油经稳定塔进料泵打至稳定塔。塔顶液态烃经稳定塔顶空冷器冷凝冷却后，进入稳定塔顶回流罐。分离出的液化石油气由稳定塔顶回流泵抽出，将一部分液化气送至脱硫，另一部分作为稳定塔顶回流；塔底稳定油在重沸器中被焦化分馏塔来的二线油加热后以脱除汽油中的C3、C4组分,自塔底出来的稳定油经解吸塔进料换热器、冷却器,冷却后分两路，其中一路稳定油出装置，另一路经稳定油泵升压后送回吸收塔第一层作补充吸收剂。
3.冷焦水切焦水部分
自焦炭塔来的冷焦水自流到冷焦水罐，然后由泵抽至除油器进行油水分离。分出的水相经空冷冷却后进冷焦水储罐储存、回用；油相进污油池。
切焦时, 切焦排水大部分经溜槽自流进入切焦水沉淀池，小部分与焦炭掺混进入储焦池。储焦池内的切焦水自流入储焦池水提升池，由储焦池水提升泵输送至切焦水沉淀池。切焦水在沉淀池内静止沉淀,沉淀后切焦水的含焦量约为80mg/l。切焦水提升泵将沉淀后的切焦水压入过滤器，切焦水过滤后背压进入切焦水高位储罐，供高压水泵切焦使用。
4.干气及液化石油气脱硫部分
延迟焦化装置来的干气经干气分液罐分液后，进入干气脱硫塔，与浓度为25%的复合型甲基二乙醇胺溶液逆向接触，干气中的硫化氢被溶剂吸收，塔顶净化干气经净化干气分液罐分液后，送至工厂燃料气管网。
脱硫用的贫液自胺液再生来，脱硫后的溶剂送至胺液再生，再生后循环使用。
从吸收稳定来的液化烃进入液化烃脱硫塔与自贫液泵来的贫胺液进行逆流接触，用浓度为25%的复合型甲基二乙醇胺溶液进行抽提脱除液化烃中的H2S，塔顶的液化烃经过液化烃溶剂沉降罐沉降后，与碱液循环泵来的10％催化剂碱液混合，经烃碱混合器混合均匀后进入液化烃碱洗罐，脱除液化烃中的有机硫，碱洗后的液化烃再与水洗水泵来的脱盐水经烃水混合器混合均匀后进入液化烃水洗沉降罐,水洗后的液化烃出装置送往液化烃罐区。
液态烃碱洗罐出来的催化剂碱液用热水加热至50℃，进入氧化塔，用非净化空气再生，经二硫化物分离罐分离并冷却后，催化剂碱液经催化剂碱液循环泵循环使用；硫醇氧化所生成的二硫化物间断压入碱渣罐，分离出的尾气与汽油脱硫醇部分产生的尾气一同送至硫磺回收装置尾气焚烧炉焚烧。
六、自动控制
（一）.概述
本自控部分内容包括：焦化部分、吸收稳定部分、接触冷却部分、干气液化气脱硫、冷焦水切焦水部分及公用工程部分。压缩机、高压水泵及水力除焦控制系统部分自身的控制设计不包括在本设计中，由供货厂商配套提供。
本装置是以煤焦油为原料，主要产品为富气、液态烃、汽油、柴油、蜡油及焦炭。本装置操作温度较高，工艺介质粘稠、易燃易爆，部分介质具有毒性，故对自控设备选型、防爆要求严格。
本装置工艺技术先进，运行条件苛刻，测控点多，控制系统复杂，为保证装置安全、稳定、长周期、满负荷和高质量运行，并为装置的先进控制、优化控制和信息管理建立基础，采用DCS分散控制系统。通过DCS对各工艺过程进行集中控制、监测、记录和报警。
（二）. 主要控制方案
1.原料缓冲罐设有双套液位仪表，一套用于液位控制，另一套用于液位指示。
2.加热炉原料进料，分别设流量控制。加热炉炉管吹扫蒸汽和炉管注气设有流量控制。加热炉燃料气压力与炉出口温度串级调节加热炉燃料气用量。由于加热炉采用双面辐射炉型，为防止辐射炉管结焦，炉管管壁设有热电偶检测温度。
3.焦炭塔料液位测量分别采用放射性料位计和表面热电偶。
4.分馏塔各段回流设流量和温度控制，各段集油箱分别设有液位控制，并装有双套液位仪表。
5.分馏塔顶气液分离罐和分馏塔顶油水分离罐分别设液位和界位控制。
6.汽油吸收塔设有液位控制，塔中段回流采用流量控制。
7.柴油吸收塔设有液位控制、塔顶压力控制。
8.本设计对装置所有泵的运行状态在DCS上设有状态运行指示。
（三）.装置自动化的安全措施
1.焦化装置在开/停工和生产过程中为防止可能出现的重大人身事故、重大设备事故和重大经济损失，为保证操作人员和装置的安全，拟设置紧急停车系统（ESD）；压缩机组联锁设置独立的ESD子系统，随压缩机配套；高压水泵的联锁保护及水力除焦控制系统随高压水泵配套。
2. 在爆炸危险区内安装的电动仪表符合该区的防爆要求。
3. 在可燃气体泄露处设可燃气体检测报警器，在有硫化氢气体易泄露处设硫化氢检测报警器。
4. 本装置主要安全联锁保护内容：
① 加热炉原料进料流量低低时、或长明灯瓦斯压力低低时、或加热炉炉膛温度高高时，联锁切断燃料气进料、切断长明灯瓦斯、切断加热炉原料进料、打开加热炉炉管吹扫蒸汽、打开加热炉总烟囱挡板、打开加热炉底风道、停烟气引风机、停空气鼓风机。
② 燃料气瓦斯压力低低时，切断燃料气进料、打开加热炉总烟囱挡板、打开加热炉底风道、停烟气引风机、停空气鼓风机。
③ 热烟气进预热器温度高高、烟气进引风机入口温度高高时，打开加热炉总烟囱挡板、停烟气引风机。
5. 压缩机部分联锁设置满足压缩机的保护要求。
（四）. 仪表选型
1. 选型原则
本项目须选用经过技术和产品鉴定的合格产品，在选用产品时应以技术先进、质量优良、价格合理、售后服务好为原则。
在同类用途产品中，国内已有生产且在技术上、性能满足使用要求，符合有关标准应优先采用国内产品。
计量仪表根据不同的精度要求和用途选用国内或引进国外的流量计。
在有些温度压力高、有腐蚀的地方，选用不锈钢仪表管件或Cr5Mo管件。
2. 控制设备的选型
⑴ 工艺装置的室内监控系统利用集散型控制系统——DCS。
⑵ 装置区室外主要仪表原则上选用本质安全仪表，部分仪表采用符合所在区域防爆等级要求的隔爆类仪表。
现场变送器选用智能型、二线制4～20mADC传输信号，与相应的一次元件配套后、构成温度、压力、流量、液位检测系统。
安全栅选用隔离式安全栅。
⑶ 就地检测仪表
就地指示的温度仪表选用双金属温度计，远传温度测量选用IEC标准E型、K型分度号的热电偶。
压力就地指示仪表选用一般压力表，有腐蚀的地方选用不锈钢压力表、微压的场合选膜盒式微压表、现场开关选用隔爆型压力开关。
装置内的流量测量选用节流装置配套差压变送器或根据不同用途选用其它流量仪表。
就地液位指示选用玻璃管液面计，液位测量仪表选用双法兰差压液位变送器或电动外浮筒液位变送器，浮球液位变送器等。
⑷ 执行机构
调节阀一般选用国内性能好的产品，随调节阀配带电气阀门定位器或气动阀门定位器，加热炉烟道挡板配以国产气动长行程执行机构。
⑸ 计量仪表
装置内的流量测量、计量选用节流装置与差压变送器配套。
⑹ 安全仪表
在有可燃气体或有害气体容易泄漏聚集的地方设置可燃气体检测仪、硫化氢气体检测仪并送至中央控制室，至DCS报警显示。
3. DCS控制系统配置
① 控制回路数（包括复杂回路） 110个
② 检测点 600个
③ 操作站 3个
④ DCS控制柜（含安全栅柜、端子柜） 6个
⑤ 工程师站 1个
⑥ 报警报表打印机 2台
七、主要设备选择
延迟焦化装置共有主要设备约230台，其中:
加热炉　　　　　　　 1 台
塔　器　　 　 　12 台
容　器　　　　 41 台
冷换设备　　 　 94 台
压缩机 1 台
泵 　　　　　 61 台
其他 21 台
(一). 加热炉
（1）采用双面辐射炉型及多室多程设计
焦化炉采用三个相互独立的辐射－对流排管系统，六管程设计。采用双面辐射立式炉型，辐射炉管采用双面辐射形式布置。
（2）在线清焦技术
新设计的焦化炉系统，在装置不停工的条件下,可对加热炉某一列管程进行在线清焦，从而减少停工检修次数，提高装置的经济效益。
（3）采用新型低NOX燃烧器
采用新型低NO×燃烧器且采取小能量多台布置形式，以使辐射炉膛内的热强度分布均匀，延缓结焦并减少污染。
（4）采用多点注水（或蒸汽）新技术
选用合适管径的炉管、并采用多点注水（或蒸汽）新技术，提高管内流体流速。
（5）炉管采用ASTM A200 T9材质
根据国内外的设计和操作经验，炉管采用ASTM A200 T9材质，以提高炉管的抗高温氧化、抗腐蚀能力，延长开工周期。
（6）提高焦化炉热效率
a.采用新型炉衬材料和新的炉衬结构，减少散热损失。
b.采用高效、可靠的余热回收系统回收烟气余热，使焦化炉热效率达到92%。
(二). 机械
1. 水力除焦设备
(1) 采用有井架水力除焦技术
有井架水力除焦是国内外广泛采用的技术，近些年来国内在设计有井架水力除焦中对井架设计曾做多次改进。在有井架水力除焦设备方面，对风动水龙头、钻杆等均有所改进，采用大功率的风动马达提高了风动水龙头的使用寿命，采用焊接式钻杆提高了除焦操作的安全性，采用自动切换除焦器提高了除焦效率和自动化水平。
有井架水力除焦技术成熟可靠，是国内外广泛采用的技术
本次方案设计采用有井架水力除焦技术
综上所述，为了保证大型化焦炭塔除焦系统的可靠性和长周期运行，本可研采用改进后的有井架水力除焦技术。
(2) 采用自动切换除焦器
自动切换除焦器经过不断改进，现已被许多焦化装置采用， 新32MPa等级的自动除焦器，主要特点有：
a可在焦炭塔内任何位置实现钻孔和切焦状态切换；
b采用流线喷嘴，射流效果好，打击力强，除焦效率高；
c有效的防止卡钻，保证安全生产。
(3) 采用先进的水力除焦程序控制系统
国内水力除焦程序控制系统技术是在消化引进技术的基础上结合国内焦化装置的特点研制的，与国外技术相比增加了以下的内容：
a增加了程序控制和人工操作的切换；
b配有钻具位移模拟数字显示器，精度0.1m；
c配有故障记录仪；
d配有电视监控系统；
水力除焦程序控制系统是以可编程控制器（PLC）为核心，和其他各种控制用继电器组成，装在一个主控柜和一个防爆操作柜内，主控柜安装在高压水泵房内，防爆操作柜安装在焦炭塔顶操作室。用电缆与一次仪表，无接触点开关，摄像监视器及控制柜相联接，接收各种开关状态信号，除焦器位置信号，PLC按编设的程序进行逻辑运算，发生控制信号，状态显示信号，模拟显示信号，使高压水泵启动条件、高位水罐的水位、钻机绞车运行条件、除焦控制阀的工作状态及高压球阀的开关条件均处于受控状态。
本次方案设计采用水力除焦程序控制系统。
2.高压水泵
高压水泵是水力除焦的重要设备，在焦炭塔直径大于8000mm的大型焦化装置中，高压水泵的扬程在2800m以上，泵的流量在250m3/h左右，国内焦化装置同样参数的高压水泵一般是全套引进国外产品，考虑到高压水泵的重要性，本方案设计采用引进一台高压水泵，同时在平面布置预留一台国产高压水泵位置。
3.高温特殊阀门
为保证装置安全可靠，提高自动化水平，本次方案设计对焦炭塔进料口的四通阀，塔顶油气管道上操作频繁的高温阀门考虑引进国外高温电动阀门。
4.桥式抓斗起重机
由于处理量大，除焦时间集中，本次设计拟采用两台10吨桥式抓斗起重机，根据防爆区域规定，该起重机要求局部防爆。
5.辐射进料泵
考虑到进料泵的重要性，为保证装置安全可靠，本次方案设计拟辐射进料泵一台引进，一台国产。
6.富气压缩机
富气压缩机采用离心式压缩机，背压式蒸汽透平驱动，并采用变转速调节。目前国内沈阳鼓风机股份有限公司具有生产该种机器的能力，而且在石化行业有成功使用的业绩。
富气压缩机为2段压缩。压缩机每段气体出口温度～125°C。机器设计采用从新比隆公司引进的技术，遵照API617的有关要求。
(三) .主要设备
1. 焦炭塔
(1) 焦炭塔2台,直径φ6100mm。塔体下部选用15CrMoR，上部选用15CrMoR+0Cr13（410S）复合板。此材料已在上海、齐鲁运行并经过专家技术鉴定。目前国内多家炼厂采用此钢板制造焦炭塔。
(2) 裙座与塔体的连接采用整体锻件结构。堆焊结构的疲劳寿命为5503周期，整体锻件结构的疲劳寿命为14508周期。国内φ6100mm的大型锻件已有了一定的制造经验。
(3）塔顶封头为椭圆封头，其优点在于：在保证塔顶标高不变（即钻杆长度不变）的情况下，比采用球形封头能增大泡沫层的体积。
(4) 改进保温结构。对焦炭塔而言，保温的好坏至关重要。若保温不好，油温每降低56℃，则液体收率降低1％；且使塔体温差应力骤增，热应力增大，这是塔体变形、焊缝开裂的潜在隐患。本塔材质是Cr-Mo耐热钢，不宜在塔体上焊保温钉，故参照加氢反应器的保温结构，采用背带结构，在背带上焊保温支持圈。保温材料采用复合硅酸盐。

2. 焦化分馏塔
分馏塔是焦化产品分离的关键设备。为尽可能节省装置投资分馏塔采用：φ4600/φ5000变塔径，设计塔体材质为20R+0Cr13（410S）复合板。塔内设29层浮阀分馏塔盘，8层换热板。分馏塔板采用高效导向浮阀，换热板采用多溢流喷淋洗涤板,塔内件采用不锈钢材质。
3. 换热器
根据SH／T3096－2001“加工高硫原油重点装置主要设备设计选材导则”的规定，本装置油－油换热器在介质温度≥240℃时，壳体材质选用碳钢＋0Cr13Al，管束材料选用不锈钢材质。介质为水或蒸汽，温度∠240℃时，壳体材料选用碳钢，管束材料选用10#、20#、或渗铝碳钢。
八、指标及能耗
1. 公用工程消耗量
表3 焦化装置公用工程消耗量表
序号
项目
单位
正常用量
最大用量
备注
1
新鲜水
t/h
4
15

2
循环水
t/h
500
800

3
电，380V
kw
830

10KV
kw
873

4
蒸汽，1.0MPa
t/h
-16

3.5MPa
t/h
15

5
脱盐水
t/h
3

6
除氧水
t/h
11

7
氮气
nm3/h
15
240

8
净化风
nm3/h
360

9
非净化风
nm3/h
480

10
含硫污水
t/h
5.5

11
燃料油
kg/h
2084

2. 化学药剂消耗量
表4 延迟焦化装置化学药剂用量表
序号
项 目
单位
消泡剂
破乳剂
中和缓蚀剂
1
型号

CDF-10

BC-951
2
配制浓度
w%
～10

～10
3
调配溶剂

柴油

水
4
外购溶质性质

密度
g/cm3
0.90～0.98

1.05～1.15

粘度（20℃）
mm2/s
3800～4200

纯度
w%
99.8

闪点（开）
℃
>60

凝点
℃
-50

贮存温度
℃
常温

常温

分解温度
℃

蒸汽压（20℃）
MPa

分子量

5
一次装入量
t
2.0

2.5
6
年用量
t
30
～8.4
80

3节能措施
（1）采用先进的工艺和技术，优化装置换热流程，提高热能的回收和利用。
（2）采用新型高效机泵，提高能量转换效率。
（3）充分回收烟气余热，提高加热炉效率。
（4）加热炉设氧含量分析仪，控制烟气中氧含量，提高热效率。
（5）优化设备布置,减少能量损失。

第二节 加氢精制装置
一、概述
（一）设计规模及开工时数
公称规模 40×104 t/a
年开工时数 8000hr
（二）项目范围
装置由反应（包括压缩机）、循环氢脱硫、分馏、公用工程等部分组成，燃料气脱硫及溶剂再生由全厂统一考虑。
（三）原料
1、原料油：本装置加工原料为焦化汽油、焦化柴油。
2、氢气：装置所需新氢由制氢装置提供。
（四） 产品
1、化工轻油
加氢后轻馏份油作为高质的化工轻油出厂。
2、4#燃料油
侧线轻油加氢后作为高质的4#燃料油,硫含量小于500ppm。
二、工艺技术方案
（一）确定技术方案的原则
1、采用国内先进的工艺技术及催化剂。
2、采用先进合理、成熟可靠的工艺流程。
3、选用性能稳定、运转周期长的机械设备。
4、提高自动控制、安全卫生和环境保护水平。
（二）工艺技术方案的选择
本装置加工的原料为焦化汽柴油的混合油，混合原料的硫含量和溴价均较高。根据加工原料的情况和产品质量的要求，本装置选择加氢精制工艺，反应部分采用冷高分流程，设置循环氢脱硫设施，分馏部分采用双塔流程。催化剂可选用国产FH-98催化剂、RN-10催化剂或其它性能催化剂。
（三）工程技术特点
1、加氢精制催化剂可采用国产FH-98催化剂、RN-10催化剂或国内其它性能相当的催化剂。
2、反应部分采用冷高分流程，采用立式油、水、气三相高压分离器。
3、采用炉前混氢方案，提高换热器效率和减缓结焦程度。
4、采用热壁反应器，设三个催化剂床层。
5、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。
6、为尽量减少换热器结垢和防止反应器顶部催化剂床层堵塞，以及提高换热器传热效率和延长运转周期，罐区原料油储罐采用惰性气体保护。装置内设置小于25μ自动反冲洗过滤器对原料油进行过滤。并对原料油缓冲罐采用惰性气体覆盖措施，以防止原料油与空气接触。在原料油中注入阻垢剂。
7、反应流出物空冷器入口处设注水设施，避免铵盐在低温部位的沉积。
8、分馏部分采用双塔流程。
9、催化剂按器外再生考虑。
10、采用新型双壳程换热器，提高换热器传热效率，使反应流出物及柴油产品进空冷器温度尽可能低，提高加热炉入口温度，减小加热炉负荷，降低装置能耗。
11、脱硫化氢汽提塔顶设注缓蚀剂设施，以减轻塔顶流出物中硫化氢对汽提塔顶系统的腐蚀。
12、新氢压缩机采用电动往复式，两台，一开一备。 循环氢压缩机采用中压蒸汽背压透平驱动，一台。
13、催化剂预硫化采用装置内液相硫化方法。

三、要操作条件

表4-3-5 主要操作条件
项 目
指 标 名 称
单 位
设 计 参 数

反应器
R-2301
空速
h-1
2.0
氢油体积比

400
反应温度
℃
335(初期)，380(末期)
反应氢分压
MPa
6.4
脱硫化氢
汽提塔
C-2301
塔顶温度
℃
195
进料温度
℃
202
汽提蒸汽量
t/h
2.5
塔顶压力
MPa(g)
1.0

分馏塔
C-2302
塔顶温度
℃
164
进料温度
℃
221
塔底温度
℃
284
塔顶压力
MPa(g)
0.1

循环氢脱硫塔
C-2303
塔顶温度
℃
50
塔底温度
℃
55
压力
MPa(g)
7.5
贫溶剂用量
t/h
28.0
高分
D-2303
温度
℃
50
压力
MPa(g)
7.5
低分
D-2304
温度
℃
50
压力
MPa(g)
1.4
反应进料炉
F-2301
出口温度
℃
290(初期)，340(末期)
负荷
MW
11.98
分馏塔底重沸炉
F-2302
出口温度
℃
298
负荷
MW
8.93
反应注水
流量
t/h
9.0

四、艺流程简述
（一）反应部分
焦化汽柴油由焦化装置送至原料油缓冲罐，经泵升压至1.0MPa后，进入原料自动反冲洗过滤器,滤去杂质后进入滤后原料油缓冲罐，再由反应进料泵抽出，升压至9.5MPa，与氢气（新氢压缩机出口的新氢与循环氢压缩机出口的循环氢混合后的氢气）混合，经反应产物与混氢油换热器与反应产物进行换热，升温至225℃（末期为270℃）；然后经反应进料加热炉加热至290℃（末期为340℃）左右，自上而下进入加氢精制反应器，在反应器中，原料油和氢气在加氢催化剂的作用下，进行加氢脱硫、脱氮、烯烃饱和等加氢精制反应。
从加氢精制反应器出来的反应产物（初期335℃左右，末期380℃左右），经混氢油与反应产物换热器、低分油与反应产物换热器分别与混氢油和低分油换热后，换热到130℃左右，进入反应产物空冷器,为了防止加氢反应生成的硫化物和氨在低温下生成铵盐，堵塞和腐蚀空冷器及管道，在空冷器前注入除氧水（生产正常后改用蒸汽凝结水），冷却到50℃左右进入高压分离器进行油、气、水三相分离。高压分离器顶部气体进入循环氢脱硫塔，经与25%的MDEA溶液逆向接触，脱出大部分硫化氢后，进循