03 蜡油加氢裂化装置学生版xch

(7)机泵
原料油泵由于介质包括新鲜进料和循环油，且温度较高、流量大、扬程高，所以应选用双壳体多级离心泵。鉴于国内大泵的制造技术与国外相比还存在一定差距，为保证装置长周期运转，本可研推荐引进反应进料泵。
(8)设备防腐措施
加氢裂化装置中，通常见到的腐蚀现象有氢腐蚀和硫化氢腐蚀，在许多设备及管道中则存在着这两种介质的同时腐蚀。在高温高压下，氢对钢有强烈的脆化作用，腐蚀的程度取决于操作温度、氢分压及合金元素的添加情况；硫化氢的腐蚀程度主要取决于硫化氢的浓度和操作温度。浓度越大腐蚀越厉害。对于温度来说，200～250℃以下不含水的硫化氢气体，对钢铁不产生腐蚀或腐蚀甚微。当温度大于260℃时，腐蚀加快。装置设备设计按API941《临氢作业用钢防止脱碳和开裂的操作极限》曲线(Nelson曲线)选用相应的材料；凡有高温H2S+ H2腐蚀的部位，材料的腐蚀率按照柯珀(Couper)曲线进行估算，采用内壁堆焊309L+347L等相应的防腐措施；在湿硫化氢应力腐蚀和氢致开裂环境下工作的设备，其主体材质采用16MnR(R-HIC)或16Mn(R-HIC)纯净钢。
1.1
蜡油加氢裂化装置。
1.2
装置规模为220×104t/a，实际加工量为219.78×104t/a。年操作时数8400小时。
1.3
1.3.1
装置加工原料油为常减压蒸馏装置的减一、减二和减三线蜡油219.78×104t/a。
1.3.2
产品品种及去向见表1-1。
装置产品：石脑油、航煤、柴油和尾油。
副产品：冷低分气脱硫后去PSA氢提浓装置，汽提塔顶气至轻烃回收装置。
装置
注汽
加热
用汽
汽包
产汽
汽机
用汽
装置
注汽
加热
用汽
-17
6
-28
-71
5
71
1.4.4
燃料用量见表1-6。
表3.1-6燃料用量
序号
使用地点
燃料油kg/h
燃料气kg/h
备注
1
循环氢加热炉
1176
(热值41.868MJ/kg)
2
分馏塔进料加热炉
4023
合计
5199
1.4.5
压缩空气用量见表1-7。
表1-7装置压缩空气用量
28
920
1
注：*表示间断用量。
1.4.2
电用量见表1-4。
表1-4电用量
序号
电压V
轴功率kW
备注
1
6000V
12750
2
380V
2100
3
220V
150
合计
15000
1.4.3
装置蒸汽用量见表1-5。
表1-5蒸汽用量
蒸汽负荷(t/h)
0.4MPa
1.0MPa
3.5MPa
汽包产汽
用汽
汽包
产汽
背压
产汽
本装置采用热高压分离流程。
本装置规模较大，加热炉需按多路并联设计，且由于加氢裂化反应所需氢油比较大，采用炉后混油流程,反应加热炉只加热氢气,可避免反应加热炉加热二相介质分配不均匀等问题，因此，本装置选用炉后混油流程，加热炉只加热氢气。
本装置采用热高分流程，热高分温度较高，导致溶解氢损失较大，根据工艺计算结果，装置中冷低分气体氢纯度较高，数量较大，应加以利用，以提高氢气利用率。结合全厂用氢系统的实际情况推荐采用变压吸附对冷低压分离器的富氢气体进行提浓，然后送入氢气管网。
根据炉子的工艺特点，初步选用Φ152管径8管程，最小壁厚16mm。
由于受循环氢压缩机出口压力的限制，要求尽量减少炉管压降，加氢反应进料加热炉均设计为纯辐射立式炉型，其排出的高温烟气进入分馏塔进料加热炉对流室，回收烟气余热。炉膛用一个单排双面辐射辐射室或两个单排双面辐射室。
(4)分馏塔进料加热炉
分馏塔进料加热炉管内介质为含氢量较低，操作出口温度377℃，操作出口压力为0.2MPa,在此工艺条件下,炉管材质采用T9。
原料油进装置后，首先经自动反冲洗过滤处理，除去大于25微米的颗粒状杂质，防止其沉积在催化剂表面，以减缓反应器压力降的增加，延长装置开工周期。
装置内原料油缓冲罐采用惰性气体保护，避免原料油与空气接触，以减轻原料油在换热器、加热炉管及反应器中的结焦程度。
分馏部分采用先汽提后分馏的四塔流程。
装置内设有冷低分气脱硫设施。
原料油换热系统采用注阻垢剂设施。
航煤出装置线均匀加入抗氧剂。
采用循环氢聚结除液设施。
催化剂采用器外再生。
为确保催化剂、高压设备及操作人员的安全，设置两个压力等级的紧急泄压系统。
2.1.2
(1)反应部分
原料油与柴油换热后通过原料油自动反冲洗过滤器除去大于25μm的固体颗粒，进入原料油缓冲罐，经反应进料泵升压后与反应流出物换热，再与经过换热和加热的循环氢混合,然后进入加氢反应器进行加氢精制、加氢裂化反应。反应流出物与原料油、循环氢换热至适宜温度进入热高压分离器。反应流出物在热高压分离器进行气、液分离，热高分气体与冷低分油换热、冷却后进入冷高压分离器进行油、水、气三相分离。冷高分气经循环氢压缩机入口分液罐去循环氢压缩机升压；冷高分水至酸性水汽提装置统一处理；冷高分油至冷低压分离器进一步闪蒸，冷低分气去脱硫塔；冷低分水与冷高分水一起至酸性水汽提装置统一处理。
序号
项目
压力
MPa(g)
连续Nm3/min
间断Nm3/min
正常
最大
正常
最大
1
净化压缩空气
0.6
6
2
非净化压缩空气
0.6
20
合计
6
20
1.4.6
装置氮气用量见表1-8。
表1-8氮气用量
用气参数
连续，Nm3/h
间断，Nm3/h
压力MPa
温度℃
正常
最大
正常
最大
180
40000开工一次用量
1.5
占地面积：180×90=16200 m2。
1.10
去重油催化裂化装置
1.3.3
装置物料平衡见表3.1-2。
表1-2装置物料平衡
序号
物料名称
数值
w%
kg/h
104t/a
一
原料
1
减压蜡油
100.00
261643
219.78
2
氢气
2.52
6593
5.54
合计
1ห้องสมุดไป่ตู้2.52
268236
225.32
二
产品
1
H2S
0.02
52
0.04
2
冷低分气
0.75
1962
冷低分油与热高分气换热后至分馏部分。热高分油至热低压分离器进一步闪蒸，热低压分离器气相与热水换热，并冷却后至冷低压分离器。热低压分离器液体直接至分馏部分。
新氢经新氢压缩机升压后与循环氢压缩机来的循环氢混合，一路用作混合氢气,另一路用作反应器的急冷氢。
参见附图3-1。
(2)分馏部分
来自反应部分的低分油进汽提塔，塔底通入水蒸汽汽提，脱除H2S。塔顶气相经空冷器、后冷器冷凝冷却后进汽提塔顶回流罐进行油、气、水三相分离，气体去轻烃回收装置进一步回收液化气；含硫污水去酸性水汽提装置统一处理；塔顶油相一部分送回塔顶作为回流，另一部分送至石脑油加氢精制装置。汽提塔底油作为主分馏塔进料。
汽提塔底油经与工艺物流换热、分馏塔进料加热炉加热后进入主分馏塔。主分馏塔塔顶气相经冷凝冷却后进入回流罐，液相经塔顶回流泵升压后一部分作为塔顶回流，另一部分去轻烃回收装置；主分馏塔设侧线航煤汽提塔和侧线柴油汽提塔生产航煤及柴油产品；塔底油循环回反应部分，一部分经换热、冷却后出装置，另一部分约0.5%(对原料)的未转化油去重油催化裂化装置。
蜡油加氢裂化装置预评价报告
1
根据总加工流程安排，需建设一套220×104t/a加氢裂化装置。加工原料为苏丹混合原油的减压蜡油，所用氢气由PSA装置提供。采用一段全循环流程，最大限度生产中间馏分油，作为全厂产品调合组份。少量的加氢裂化尾油去重油催化裂化作为原料，冷低分气脱硫后去PSA装置进行氢气提浓，含硫气体和不稳定石脑油至轻烃回收装置。
压缩机厂房分两层布置，房内设置桥式吊车。
装置的所有管桥及构架均采用钢结构。
装置内留有足够的吊装检修用场地，以满足大型吊车接近与回旋。
反应构架上方设置单轨电动吊车与手动葫芦，大型泵的上方设置有检修用手动葫芦或检修吊梁，以方便检修与维护。
管桥成组合式布置，仪表电缆、电气电缆拟以槽盒的形式布置在管桥最上层，便于检修和维护，同时节省地下空间，所有设备与建、构筑物均沿管桥两侧布置；管桥下设置泵房。
冷高压分离器等高压容器均为锻焊结构,采用常规设计。主体材料选用16Mn(R-HIC)纯净钢。
(2)反应器
本装置反应器采用单系列，分别设有加氢精制反应器、加氢裂化反应器各一台，采用热壁锻焊结构。主体材质根据操作条件和Nelson曲线，确定为2.25Cr-1Mo-0.25V(SA336F22V)，内壁堆焊TP.309L+TP.347，以防止高温H2S-H2腐蚀。反应器按应力分析法进行设计，反应器采用国产或进口，应根据项目工期要求及当时国内外市场的供货情况来确定。
表3.2-1主要操作条件
项目
操作条件
精制段
裂化段
后精制段
催化剂
UF-210stars
HC-115
UF-310
体积空速，h-1(对新鲜进料)
工艺流程
单段全循环
工艺条件
混合进料比
1.7
高压分离器压力，MPa
15.2
反应器入口氢油比
713：1
反应温度，℃
精制段：初期375，末期420；
裂化段：初期397，末期428；
分馏塔进料加热炉设计负荷52000 kW，考虑采用立管单排单面辐射管结构型式。
根据炉子的工艺特点，初步选用Φ168管径4管程。
分馏塔进料加热炉采用立管立式炉，循环氢加热炉排出的高温烟气进入分馏塔进料加热炉对流室，回收烟气余热。
(5)冷换设备
本装置高压换热器的管程、壳程均属高压的有10台,管程高压、壳程低压的有4台。根据操作条件,管、壳程壳体的主体材料分别选用2.25Cr-1Mo，换热管材料选用oCr18Ni10Ti。管程采用螺纹锁紧环式结构。
表3.2-2主要操作条件
名称
塔顶温度，℃
塔顶压力，MPa(G)
汽提塔
159
1.05
分馏塔
131
0.115
航煤汽提塔
204
0.13
柴油汽提塔
320
0.136
低分气脱硫塔
40
0.8
2.2
2.2.1
(1)容器
热高压分离器为热壁锻焊结构,主体材料选用SA336F22(2.25Cr-1Mo)，内壁堆焊TP.309L+TP.347,按应力分析法进行设计。
(3)加热炉
循环氢加热炉循环氢加热炉管内介质为富氢气体，操作出口温度470℃，操作出口压力为16.4MPa，在炉管内介质为富氢气体，出口操作温度、操作压力较高条件下，炉管材质采用TP347H。当管壁设计温度超过550℃时，考虑采用Incoloy800。
循环氢加热炉设计负荷15200 kW，考虑采用单排双面辐射管结构型式。采用立管型结构，优点：排管灵活，管系合金钢支撑部件用量少。
参见附图3-2～3-3。
(3)低分气脱硫部分
装置设置冷低分气(富氢气体)脱硫塔,自冷低压分离器来的富氢气体与柴油加氢精制装置来的低分气一起经脱硫后，送至PSA装置进行氢提浓，提浓氢送入全厂氢气管网，供其它装置使用。
参见附图3-4。
2.1.3
加氢裂化部分的主要操作条件见表3.2-1。
分馏部分及低分气脱硫部分的主要操作条件见表3.2-2。
产品品种及去向见表1-1。
表1-1产品品种及去向
序号
产品品种
产量(104t/a)
产品去向
1
冷低分气
1.65
脱硫后去PSA氢提浓装置
2
汽提塔顶气
9.93
去轻烃回收装置
3
汽提塔顶液
9.96
去轻烃回收装置
4
分馏塔顶液
54.95
去石脑油加氢分馏部分
5
航煤
31.87
产品出装置
6
柴油
115.38
柴油出装置
7
尾油
1.65
3
汽提塔顶气
4.52
11826
9.93
4
汽提塔顶液
4.53
11852
9.96
5
分馏塔顶液
25.00
65411
54.95
6
航煤
14.50
37938
31.87
7
柴油
52.50
137363
115.38
8
尾油
0.50
1308
1.10
9
损失
0.20
523
0.44
10
合计
102.52
268236
225.32
1.4
1.4.1
水用量见表1-3。
表1-3装置给排水用量表
用水地点
给水t/h
排水t/h
新鲜水
除氧水
除盐水
净化水
循环水
含油
污水
含盐
污水
含硫污水
循环
热水
生活
污水
水冷却器
900
900
机泵冷却
25
5
20
配制药剂
反应产物注水
11
11
22
1.0MPa蒸汽
48
汽提蒸汽
5
6
生活用水
1*
1
合计
1
48
11
11
925
10
本装置高压空冷器管箱为板焊丝堵式结构。根据操作条件,管箱材料采用碳钢,换热管材料为碳钢。为防止NH3(H2S)的腐蚀,在每根换热管的入口端设置一段不小于600mm长的不锈钢衬管。
(6)压缩机
压缩机是装置中关键机械设备。新氢压缩机选用往复式，开二备一，为保证装置长周期稳定运行，考虑新氢压缩机由国外引进；循环氢压缩机选用背压式蒸汽透平驱动离心式压缩机一台，由国内生产。
重油泵布置在泵房内，其它轻油泵布置在装置的管带下。
2.1
2.1.1
(1)工艺技术方案的选择
本项目采用单段全循环工艺流程。加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂分别采用UOP开发的UF-210star和HC-115或其它性能相当的催化剂。
(2)工艺流程方案的选择
根据本装置反应器等大型设备的规格尺寸以及设备的制造、运输情况，装置的反应部分可采用单系列。但由于高压换热器采用单系列设备壳径大，为便于制造和检修，高压换热部分拟采用两路并联。