干气和氢气资源优化利用.pdf

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1、■Management&Practice差，使转化炉炉膛温度更均匀，充分发挥每根炉管时及时调整加氢反应器人E1温度，严格控制在催化剂性能等”措施，按65％即4500m／h以下掺282～294℃之间，通过控制加氢‘精制的反应深入焦化净化干气后，降低加氢反应器入口温度度，减少装置的氢气消耗和干气产量。310oC以下，配氢比控制在4％～6％左右，加氢反2．5焦化装置操作优化，降低干气负荷应器的催化剂床层热点温度不会超过400cC，氧化2011年，焦化装置主要优化措施为：减少焦炭锌脱硫反应器出口硫质量含量<0．2×10～。降低预塔的吹汽、放空时间，降低气柜进气负荷，将焦炭转化反应器人口

2、温度保证了预转化气出口乙烷含量塔的大吹汽蒸汽用量严格控制在5t／h以内，吹汽时<0．3％；增大水碳比至3．5以上，适当降低转化炉间由原来的3h缩短至2．5h；调整适当的液气比，入口温度，提高转化炉炉膛温度保证了转化炉出口由2010年的4．06：1调整为2011年的4．15：1；适转化气的质量；同时吸附时间根据产品氢纯度适当当增加了补充吸收剂量，改善了吸收效果；优化解减小。这些措施基本符合了焦化干气多硫多烯烃的吸中段和塔底重沸器的取热比例，通过适当加大中适应要求，转化气中氢含量及转化率均没有明显下段取热和降低塔底取热的方式来获得较低的解析气降，掺入焦化干气后对转化催化剂活性影响不

3、大。流量；通过提高稳定塔重沸器回流温度的方式减少2．2适时调整制氢装置配氢量液态烃的大循环。2011年，为了全厂节能考虑，不开1制氢装2．61焦化增加溴化锂制冷措施，降低干气产量置，为平衡全厂干气，必须逐步加大2制氢装置中2011年初，1焦化增设溴化锂制冷工艺，将稳掺炼系统脱硫干气的比例。为保证制氢装置混合原定汽油冷却器(E407)、吸收塔中段冷却器料气充分脱硫，防止转化催化剂中毒，同时由于掺(E403AB)的冷却介质由循环水更换为溴化锂，降炼干气后，混合原料气中烯烃含量增高，为防止转低补充吸收剂、吸收塔中段油温度，改变吸收塔的化催化剂结碳，装置需要采取较大配氢比操作。如吸收效

4、果；将稳定塔顶冷却器E406ABCD中干气中烯烃和硫含量能及时优化，可降低配氢量。E406B、E406D的冷却介质由循环水更换为溴化2011年7—9月份，2制氢共掺炼干气5121t，配氢锂，降低液化气冷后温度，该项目正在实施，预计比例根据原料质量变化情况，由计划的20％降至实2012年可将干气中C，+含量由4％以上降至3％以际的10％，折合减少配氢量107t。下，有效降低夏季全厂干气过剩现象，预计降低干2．3优化加氢膜分离的生产操作气1．5t／h。2010年，1、2汽、柴油加氢膜分离正常生产2．72套加氢装置低分气中氢气回收时将产生约1000m／h的气体，并排往硫磺干气管201

5、1年，全厂存在氢气资源流失现象，富氢气网。为了避开白天气温高所带来的燃料气饱和过剩体有待集中提纯、回收，其中1、2加氢精制装置的工况，结合加氢高分压力及循环氢Hs分析，低分气富含氢气浓度高达87％，回收效益可观(表1)。2011年调整膜分离的生产负荷及生产时间，白天膜表12套加氢装置低分气中氢气含量回收低负荷运行，减少非渗透气去硫磺，夜间适当提高膜回收负荷，确保循环氢中硫化氢含量不大于2％，加氢装置馏出口柴油产品中硫质量含量不大于1700×10一。2012年，计划利用原有1套膜分离系统将氢气2．4控制汽、柴油加氢精制反应深度2010年，全厂1、2汽、柴油加氢精制装置产提纯后，增

6、加1台增压机将氢气加压后并人氢气系品精制柴油的平均硫含量为1200×10；远低于内统管网回用。1、2加氢装置在正常负荷生产时，控指标1700×10一，质量富裕度较大。2011年，通产生低分气量为1800m’／h，平均氢气浓度为过调整加氢精制反应器的人口温度来控制反应器床80％，回收率为80％，生产氢气成本按8000元／t计层温度，减少加氢精制的反应深度。生产精制柴油算，全年可产生效益688．9万元。(下转第55页)381www．syshjn．c。m