03蜡油加氢裂化装置.docx

1、03蜡油加氢裂化装置3 蜡油加氢裂化装置预评价报告3.1 装置概况根据总加工流程安排，需建设一套 220X104t/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。3.1.1装置名称中国石油天然气股份有限公司广西石化分公司蜡油加氢裂化装置。3.1.2装置规模及设计能力装置规模为 220X104t/a，实际加工量为 219.78 104t/a。年操作时数 8400 小

2、时。3.1.3原料及产品3.1.3.1原料来源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 4219.78 X104t/a。3.1.3.2产品及去向产品品种及去向见表 3.1-1 。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产品品种及去向见表 3.1-1表3.1-1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

3、7尾油1.10去重油催化裂化装置3.1.3.3物料平衡装置物料平衡见表 3.1-2。表3.1-2装置物料平衡序号物料名称数 值W%kg/h410 t/a-一-原料1减压蜡油100.00261643219.782氢气2.5265935.54合计102.52268236225.32-二二产品1H2S0.02520.042冷低分气0.7519621.653汽提塔顶气4.52118269.934汽提塔顶液4.53118529.965分馏塔顶液25.006541154.956航煤14.503793831.877柴油52.50137363115.388尾油0.5013081.109损失0.205230.4

4、410合计102.52268236225.323.1.4公用工程消耗3.1.4.1水用量水用量见表 3.1-3表3.1-3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900900机泵冷却25520配制药剂反应产物注水111122I.OMPa蒸汽48汽提蒸汽56生活用水1*1合计148111192510289201注：*表示间断用量。3.1.4.2电用量电用量见表3.1-4表3.1-4 电用量序号电压V轴功率kW备注16000V127502380V21003220V150合计150003.1.4.3蒸汽用量装

5、置蒸汽用量见表 3.1-5表3.1-5蒸汽用量蒸汽负荷(t/h)0.4MPa1.0MPa3.5MPa汽包产汽用汽汽包产汽背压产汽装置注汽加热用汽汽包产汽汽机用汽装置注汽加热用汽-176-28-715713.1.4.4燃料用量燃料用量见表3.1-6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51993.1.4.5压缩空气用量压缩空气用量见表 3.1-7表3.1-7装置压缩空气用量3.1.4.6氮气用量装置氮气用量见表3.1-8。序号项目压力MPa(g)连续 Nm3/min间断 Nm3/min正

6、常最大正常最大1净化压缩空气0.662非净化压缩空气0.620合计620表3.1-8氮气用量用气参数连续，Nm3/h间断，Nm3/h压力MPa温度C正常最大正常最大18040000开工一次用量3.1.5装置的平面布置占地面积：180X90=16200 m 2。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，

7、所有设备与建、构筑物均沿管桥两 侧布置；管桥下设置泵房。重油泵布置在泵房内，其它轻油泵布置在装置的管带下。3.2 工艺流程、设备3.2.1 工艺流程3.2.1.1 工艺方案的选择(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。本装置采用热高压分离流程。本装置

8、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。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

9、 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。3.2.1.2 工艺流程(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 25 ym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

10、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。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

11、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

12、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。参见附图 3-23-3。（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。3.2.1.3主要操作条件加氢裂化部分的主要操作条件见表 3.2-1 0分馏部分及低分气脱硫部分的主要操作条件见表 3.2-2 o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-210sta

13、rsHC-115UF-310体积空速，h-1（对新鲜进料）1.610.7215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，MPa15.2反应器入口氢油比713 : 1反应温度，C精制段：初期375,末期420; 裂化段：初期397,末期428;表3.2-2主要操作条件名称塔顶温度，C塔顶压力，MPa(G)汽提塔1591.05分馏塔1310.115航煤汽提塔2040.13柴油汽提塔3200.136低分气脱硫塔400.8322工艺设备3.2.2.1主要工艺设备选择(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+T

14、P.347,按应力分析法进行设计。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 Nels on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。(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 C，操

15、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 C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。根据炉子的工艺特点，初步选用 152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。

16、(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 C,操作出口压力为 0.2MPa, 在此工艺条件下 ,炉管材质采用 T9 。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 168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 oCr18Ni10T

17、i 。管程采用螺纹锁紧环式结构。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。(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

18、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，200250 C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 C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

19、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。3222重要工艺设备(1)主要静设备主要静设备汇总见表 3.2-3。表3.2-3主要静设备汇总表序号名称规格数量重量材质-一-反应器类1加氢反应器0 4800 X 34500（内经X切线长）113212.25Cr-1Mo-0.25V 内壁堆焊TP.309L+TP.347-二二塔类4座1汽提塔1座9316Mn+OCr132分馏塔1座13516Mn+OCr13三加热炉类1循环氢加热炉立式炉,15

20、200 kW1座炉管材质为TP347H2分馏塔进料加热炉立式炉,52000 kW1座炉管材质为T9四冷换类1管壳式冷换设备39 台2空冷器33片五容器类30 台六其它10台(2)主要动设备主要动设备汇总见表 3.2-4表3.2-4主要动设备汇总序号设备 名称规 格数 量介质 名称流量3Nm /h操作压力MPa(G)轴功率电机功率备注入口出口kWkW1压缩机1)新氢压缩机电动往复式3新氢554702.117.04900二开-备2)循环氢压缩机离心式1循环氢51850015.217.040002泵501)反应进料泵双壳体 多级离心式2蜡油6274051引进设备引进设备见表 3.2-5表3.2-5进

21、口设备表序号名称规格材料台数备注1反应器1台2新氢压缩机组2套3反应进料泵2台4反应加热炉炉管V5部分高压临氢阀门、管道及配件V6高压多点柔性热电偶6台7调节阀/气缸式切断阀90套8氧化锆氧含量分析仪2套9在线氢浓度分析仪4套10在线微量氧分析仪2套11便携式露点分析仪1套12在线闪点分析仪1套13在线密度分析仪1套3.2.3主要自控方案1)工艺装置对自动控制的要求要求主要工艺参数在控制室内集中指示、记录、调节，参数越限时声光报 警；不需要经常观察的参数，只设就地检测仪表。为防止恶性事故发生，避免人身伤害、重要设备损坏或环境污染，根据要 求设置安全联锁保护系统。在可能泄漏可燃或有毒气体的场所，

22、 分别设置可燃、 有毒气体浓度检测器。 浓度超限时在控制室和现场声光报警。2）主要控制方案 原料罐压力分程控制：分别控制补气阀门和排气阀门。 加热炉出口温度控制：出口温度与炉膛温度串级控制燃料量。 高压分离器液位控制非常重要， 因此设置多重液位检测手段。 分别设置不 同原理的仪表，如差压变送器、浮筒液位变送器、浮筒液位开关，在液位低限 时联锁切断液位控制阀，防止向低分串压。所有机泵状态均通过通讯接口接入 DCS 显示。 工艺过程及压缩机组设联锁保护，由 SIS 完成。3.3 预评价单元划分及安全预评价方法本次预评价根据本项目评价范围和重点， 按照便于评价、 有利于提高评价 准确性的原则，以本项

23、目生产工艺、工艺装置、物料的特点和特征与危险、有 害因素的类别、分布有机结合，在对各装置主要危险、有害因素的分析的基础 上，同时考虑到装置的工艺特征、 工艺设备布局来进行本项目各装置预评价单 元的划分。3.3.1 评价单元划分本次评价依据各装置的工艺特征、 设备平面布局及装置主要危险、 有害因 素，参照单元划分原则，将本装置划分为以下预评价单元，结果见表 3.3-1 。表3.3-1装置预评价单元划分装置 名称序号预评价单元主要设备蜡油加 氢裂化 装置P1反应单元加氢反应器、热咼压分离器等P2分离单元高压分离器和低压分离器等P3分馏单元汽提塔、主分馏塔等P4脱硫单元低分气脱硫塔等P5加热炉单元循

24、环氢加热炉等P6压缩机单元新氢压缩机、循环氢压缩机等P7辅助设施油泵，管线等332预评价方法(1)首先采用 危险度评价法”初步定性分析，确定单元危险等级。(2)对蜡油加氢裂化装置中经危险度分析方法评价出的危险等级高的单元(指危险度为I、 U级的单元)采用道化学公司(DOW)火灾、爆炸危险指数评价法”。(3)对不便进行定量评价的单元采用 预先危险性分析法” (PHA)。3.4危险、有害因素分析本装置包括反应、分馏、低分气脱硫等三部分和与之配套的公用工程设施。为便于分析，下面首先进行本项目的危险化学品识别和物质危险、 危害性分析,然后进行各部分的工艺、设备危险因素分析，最后对其它方面的危险、有害因

25、 素进行分析。3.4.1火灾爆炸危险因素分析3.4.1.1危险化学品识别根据危险化学品名录(2002年版)，本部分工艺过程涉及的属于危险化 学品的物质包括：石脑油、氢气、煤油、轻烃 (其成分主要为液化气)、燃料气(主要成分为甲烷)、硫化氢、氮气等。以上危险化学品的火灾危险性类别及危 险货物编号列于表 3.4-1中。表3.4-1 危险化学品名称及类别物质名称危险化学品类别危险货物编号UN号石脑油第3.2类 中闪点易燃液体320041256,2553氢气（压缩的）第2.1类压缩易燃气体210011049轻烃（液化气）第2.1类压缩易燃气体210521071燃料气第2.1类压缩易燃气体2100719

26、71硫化氢压缩的第2.1类压缩易燃气体210061053氮气第2.2类不燃气体2200510663412物质的危险性分析由工艺流程可知，本装置原料为蜡油，辅助材料有氢气、燃料气等，产品 有轻石脑油、重石脑油、煤油、柴油、烃类气体和硫化氢等，都具有不同的火 灾、爆炸危险性或腐蚀有毒等特性，此类物质一旦发生泄漏，就可能酿成火灾 或爆炸事故。主要物料的易燃、易爆危险特性分述如下：蜡油根据石油化工企业设计防火规范 （GB50160-92，1999年版）的规定，蜡油的火灾危险类别为丙 b类，遇明火、高热或与氧化剂接触，有引起燃烧爆炸的危险。灭火方法：雾状水、二氧化碳、干粉、泡沫、砂土。（2）氢气根据石油化工企业设计防火规范 （GB50160-92，1999年版）的规定，氢气的火灾危险类别为甲类。氢气与空气混合物的爆炸极限为 4.1%-74.1%（体积比），爆炸浓度范围较宽，而且当其浓度达到 18.3%59%时还会发生爆轰。故生产过程中，一旦发生泄漏，遇火星或静电火花极易发生燃爆事故。氢气最 小引燃能量为 0.02mJ，弓I燃能量相对较低。另外，氢气比空气轻，在室内使 用和储存时，若发生泄漏不能及时排出，会滞留在屋顶，遇火星、电火花等点 火源会引起爆炸。灭火方法：切断气源。若不能立即切断气源，