柴油加氢制氢联合装置劳动安全卫生设计专篇(5)

（13）《防止静电事故通用导则》GB12158-90 （14）《工业企业噪声控制设计规范》GBJ87-85 （15）《石油化工静电接地设计规范》 SH3097-2000 （16）《常用危险化学品的分类及标志》 GB13690-90 （17）《安全色》 GB2893-2001 （18）《安全标志》 GB2894-1996 （19）《固定式钢斜梯》GB4053.2-93 （20）《固定式工业防护栏》GB4053.3-93 （21）《固定式工业钢平台》GB4053.4-93

4 工程概述

4.1 工程性质、地理位置 本装置为新建工程。

本装置位于在**石化集团有限公司院内南部，东西宽79.5米，南北长88米，本场地位于**冲积。湖积平原的东部，表面平坦。 4.2 装置规模

设计公称能力为30×10t/a，第一阶段设计进料为18×10t/a。经过局部改造后，装置处理量可以达到33×10t/a。 4.3 装置开工时数

装置物料平衡按年开工时数8000小时考虑。 4.4 原料油

设计采用的原料油为催化柴油

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4

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4.5工艺流程简述

4.5.1、工况一（近期生产工况） 4.5.1、反应部分

自罐区来的原料油催化柴油，在原料油缓冲罐（V3001）液面和流量控制下，经原料油过滤器（FI3001A、B、C）滤去原料中大于25微米的颗粒，通过原料油聚结脱水器（SW3001）脱水(保证原料水含量低于500PPm)后，然后进入原料油缓冲罐（V3001），原料油缓冲罐用火炬气气封。来自V3001的原料油，经加氢进料泵 (P3001A、B）增压（混合）至 9.0MPa(G)，在流量控制下，经反应流出物/原料油换热器(E3003A、B）换热后，与混合氢混合进入反应流出物/反应进料换热器(E3001C、B、A)，然后经反应进料加热炉（F3001）加热至反应所需温度，进入加氢精制反应器（R3001）。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R3001的反应流出物，经反应流出物/反应进料换热器（E3001A、B）、反应流出物/低分油换热器（E3002）、反应流出物/反应进料换热器（E3001C）、反应流出物/原料油换热器（E3003A、B）依次与反应进料、低分油、原料油换热，然后经反应流出物空冷器（A3001）冷却至50℃，最后经反应流出物水冷器（E3011）冷却至

45℃进入高压分离器（V3002）。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（P3002A、B）将脱氧水注至A3001上游侧的管道中。

冷却后的反应流出物在V3002中进行油、气、水三相分离。高分气(循环氢)经循环氢压缩机入口分液罐(V3004) 分液后，进入循环氢压缩机（C3002A、B）升压至8.7MPa（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（C3001A、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V3002底部排出，至装置外的酸性水汽提系统处理。高分油相在液位控制下经减压调节阀进入低压分离器(V3003)。V3003闪蒸气体出装置作燃料气使用。

低分油经精制柴油/低分油换热器（E3004A、B、C）和反应流出物/低分油换热器（E3002）分别与精制柴油、反应流出物换热后进入柴油分馏塔（T3001），入塔温度用E3002旁路调节控制。

自装置外来的新氢经新氢压缩机入口分液罐（V3005）分液后进入C3001A、B，经两级升压至8.7MPa（G）与C3002A、B出口的循环氢混合。 4.5.2、分馏部分 4.5.2.1、柴油分馏

从反应部分来的低分油换热至275℃左右进入柴油分馏塔T3001。塔顶油气经分馏塔塔顶空冷器（A3003）和分馏塔塔顶后冷器（E3005）冷凝冷却至40℃，进入分馏塔塔顶回流罐（V3007）进行气、油、水三相分离。闪蒸出的气体去催化装置吸收稳定系统（或排至燃料气管网）。含硫含氨污水与高分污水汇合。油相经分馏塔塔顶回流泵（P3004A、B）升压后一部分作为塔顶回流，一部分作为粗汽油去装置外。 为了抑制硫化氢对塔顶管道和冷换设备的腐蚀，对塔顶管道采用注入缓蚀剂措施。缓蚀剂自缓蚀剂罐(V3011)经缓蚀剂泵（P3006）注入塔顶管道。

分馏塔底汽提蒸汽进入分馏塔底部空间，然后向上穿过塔盘与柴油液体接触，完成对沿塔盘流下的柴油液体中轻组分的汽提。流出分馏塔底的精制柴油经柴油产品泵（分馏塔低重沸炉循环泵（P3003A、B））增压后，先经分馏炉加热升温，然后与低分油换热,最后进入柴油空冷器（A3002）冷却至50℃出装置。 4.5.2.2、汽油稳定

由于从分馏塔顶回流罐（V3007）来的粗汽油数量太少，稳定塔系统无法正常运行。如进入稳定塔系统即使可以正常运行，能耗也太高。

工况一时从分馏塔顶回流罐（V3007）来的粗汽油进入催化装置的分馏塔系统进行回收。

4.5.3、工况二（远期生产工况） 4.5.3、反应部分

自罐区来的原料油（焦化汽油、焦化柴油、催化柴油），按预期的原料比例，在原料油缓冲罐（V3001）液面和流量控制下混合，经原料油过滤器（FI3001A、B、C）滤去原料中大于25微米的颗粒，通过原料油聚结脱水器（SW3001）脱水(保证原料水含量低于500PPm)后，然后进入原料油缓冲罐（V3001），原料油缓冲罐用火炬气气封。来自V3001的原料油，经加氢进料泵 (P3001A、B）增压（混合）至 9.0MPa(G)，在流量控制下，经反应流出物/原料油换热器(E3003A、B）换热后，与混合氢混合进入反应流出物/反应进料换热器(E3001C、B、A)，然后经反应进料加热炉（F3001）

加热至反应所需温度，进入加氢精制反应器（R3001）。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R3001的反应流出物，经反应流出物/反应进料换热器（E3001A、B）、反应流出物/低分油换热器（E3002）、反应流出物/反应进料换热器（E3001C）、反应流出物/原料油换热器（E3003A、B）依次与反应进料、低分油、原料油换热，然后经反应流出物空冷器（A3001）冷却至50℃，最后经反应流出物水冷器（E3011）冷却至45℃进入高压分离器（V3002）。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（P3002A、B）将脱氧水注至A3001上游侧的管道中。

冷却后的反应流出物在V3002中进行油、气、水三相分离。高分气(循环氢)经循环氢压缩机入口分液罐(V3004) 分液后，进入循环氢压缩机（C3002A、B）升压至8.7MPa（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（C3001A、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V3002底部排出，至一联合装置内的酸性水汽提系统处理。高分油相在液位控制下经减压调节阀进入低压分离器(V3003)。V3003闪蒸气体出装置作燃料气使用。

低分油经精制柴油/低分油换热器（E3004A、B、C）和反应流出物/低分油换热器（E3002）分别与精制柴油、反应流出物换热后进入柴油分馏塔（T3001），入塔温度用E3002旁路调节控制。

自制氢部分来的新氢经新氢压缩机入口分液罐（V3005）分液后进入C3001A、B，经两级升压至8.7MPa（G）与C3002A、B出口的循环氢混合。 4.5.4、分馏部分 4.5.4.1、柴油分馏

从反应部分来的低分油换热至275℃左右进入柴油分馏塔T3001。塔顶油气经分馏塔塔顶空冷器（A3003）和分馏塔塔顶后冷器（E3005）冷凝冷却至40℃，进入分馏塔塔顶回流罐（V3007）进行气、油、水三相分离。闪蒸出的气体去催化装置吸收稳定系统（或排至燃料气管网）。含硫含氨污水与高分污水汇合。油相经分馏塔塔顶回流泵（P3004A、B）升压后一部分作为塔顶回流，一部分作为粗汽油去稳定塔。 为了抑制硫化氢对塔顶管道和冷换设备的腐蚀，对塔顶管道采用注入缓蚀剂措施。缓蚀剂自缓蚀剂罐(V3011)经缓蚀剂泵（P3006）注入塔顶管道。

分馏塔底精制柴油经分馏塔低重沸炉循环泵（P3003A、B）增压后分为两路：第一路作为产品，经E3008作稳定塔重沸器热源，然后与低分油换热,最后进入柴油空冷器（A3002）冷却至50℃出装置；第二路经流量控制阀后去分馏塔底重沸炉作为重沸液。分馏塔底重沸液，经分重沸炉，加热至330℃作为重沸液返回分馏塔底部空间，完成汽、液分离，并完成与塔低塔盘流下的液体的混合，然后循环使用。 4.5.4.2、汽油稳定

从分馏塔顶回流罐（V3007）来的粗汽油经稳定汽油/粗汽油换热器（E3007A、B）后进入汽油稳定塔（T3002） 。稳定塔用精制柴油作重沸器热源，稳定塔塔顶油气经稳定塔顶水冷器（E3009）冷凝冷却至40℃，进入稳定塔顶回流罐（V3016）进行气、油、水三相分离。闪蒸出的气体去分馏塔塔顶回流罐（V3007）或排至燃料气管网。含硫含氨污水与高分污水一起送出装置。油相经稳定塔顶回流泵（P3013A、B）升压后分两路，一路作为塔顶回流，另一路作为轻油出装置由工厂系统处理。稳定塔塔

底汽油经稳定汽油/粗汽油换热器（E3007A、B）换热后，经稳定汽油空冷器（A3004）、稳定汽油水冷器（E3010）冷却至40℃出装置。 4.55、催化剂预硫化 4.5.5.1、催化剂预硫化流程

为了使催化剂具有活性，新鲜的或再生后的氧化态催化剂在使用前均必须进行活化--预硫化。本设计采用气相硫化方法，硫化剂为二甲基二硫化物（DMDS）。 催化剂硫化前先用硫化剂泵（P3012）把DMDS抽入硫化剂罐（V3012）中。硫化时，系统内氢气经循环氢压缩机C3002A、B按正常操作路线进行循环。DMDS自V3012来，经计量后与来自反应流出物/反应进料换热器（E3001A）的氢气混合后，进入反应进料加热炉（F3001）氢解为硫化氢，通过反应器（R3001）对其中催化剂进行预硫化，严格执行催化剂预硫化升温曲线。

自R3001来的流出物经E3001 A,B、E3002、E3001C、E3003A,B换热，经A3001和E3011冷却后，进入V3002进行分离。气体自V3002顶部排出，大部分经V3004进入C3002A,B进行循环，小部分排至火炬。催化剂预硫化过程中产生的水从V3002底部间断排出。 4.5.5.、制氢

催化干气由装置外进入原料气缓冲罐，经原料气压缩机压缩后进入原料气脱硫部分。原料气经原料气预热炉预热至380℃，进入加氢反应器发生反应。经过精制后的气体硫含量小于0.2PPm，然后进入转化部分。在转化部分，精制后的原料气按水碳比1:3.5与3.5MPa水蒸汽混合，经转化炉对流段予热至500℃，进入转化炉辐射段。在催化剂的作用下，发生复杂的水蒸汽转化反应。出转化炉的820℃高温转化气经转化气蒸汽发生器换热后，温度降至360℃，进入中温变换部分，360℃的转化气进入中温变换反应器，在催化剂的作用下发生变换反应，将CO含量降至3％左右。中变气经热交换回收大部分余热后，再经中变气水冷却器冷却至40℃，并经分水后进入PSA部分。中变气自塔底进入吸附塔中正处于吸附工况的塔（始终同时有两台），在其中多种吸附剂的依次选择吸附下，一次性除去氢以外的几乎所有杂质，获得纯度大于99.99%的产品氢气，经压力调节系统稳压后送出装置。当吸附剂吸附饱和后，通过程控阀门切换至其它塔吸附,吸附饱和的塔则转入再生过程。在再生过程中，通过逆放和冲洗两个步序使被吸附杂质解吸出来。逆放解吸气进入解吸气缓冲罐，冲洗解吸气进入解吸气缓冲罐，然后经调节阀调节混合后稳定地送往造气单元的转化炉作为燃料气。 的方案。

5 气象条件及自然条件 5.1 气象条件 5.1 气象条件 5.1.1 气温

年平均温度 12.3℃ 极端最低温度 41.8℃ 极端最低温度 -19.0℃

最热月（七月）平均温度 36.6℃ 最冷月（一月）平均温度 -4.1℃ 5.1.2 湿度

年平均相对湿度 64％ 夏季平均相对湿度 77％ 冬季平均相对湿度 58％ 5.1.3 降雨量

年平均降雨量 592.9 mm 日最大降雨量 225.3mm 分钟最大降雨量 29.5mm 5.1.4 风

全年主导风向 西南 冬季主导风向 西南 夏季主导风向 东风 年平均风速 3.3 m/s 瞬时最大风速（10米高处） 40 m/s 基本风压值 0.45 kPa 5.1.5 雪

最大积雪深度 25 mm 基本雪压值 0.49 kPa 5.1.6 气压

年平均大气压 1016.4 mbar 历年最高气压 1048.0 mbar 历年最低气压 987.9 mbar 5.1.7 其它

地下水位 -1.0～-1.5 m 全年雷暴日数 33 d 5.2 工程地质及水文地质概况 5.2.1 装置位置与场地地貌概述

工程厂址在**石化集团有限公司院内南部，东西宽79.5米,南北长88米,本场地位于**冲积湖积平原的东部,表面平坦。 5.2.2 工程地质

地耐力 80 kN/m2 最大冻土深度 0.52 m 地震烈度 6度 5.2.3 各土层分布

根据场地內地层的沉积年代、沉积环境、岩性特征、埋藏条件及物理力学性质，在桩基持力层深度以内自上而下分为杂填土、粉土、粉质粘土、淤泥质粘土。 5.2.4 场地类别：III类。

5.2.5 水文地质：地下水位深-0.3m。

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