加氫操作規(guī)程2003.11

1、大慶石化公司煉油廠 QHS雷理體系文件DPCQHSE02I012 0032JQ12 051-200313加氫裝置工藝技術規(guī)程編制：褚興邦高金龍孫秀玲年月日審核：郝赫超孟凡吉吉劉興山年月日審定：年月日2003年月發(fā)布2003年 月實施大慶石化公司煉油廠第一章概 述 2第二章生產(chǎn)方法及工藝路線 21 反應機理及生產(chǎn)方法： 22 工藝流程的簡述 63 工藝流程圖和物料平衡圖 8第三章工藝技術指標 101 原輔材料規(guī)格： 102 催化劑規(guī)格： 113 產(chǎn)品及產(chǎn)品規(guī)格 124 公用工程條件指標： 135 消耗指標（設計值） 146 工藝參數(shù)運行的指標 147 中間產(chǎn)品化驗分析指標 16第四章工藝控制理論

2、 171 影響加氫操作的因素： 17第五章設備及儀表 191 設備 192 儀表 28第六章安全及環(huán)保 301 安全 302 裝置的環(huán)保及三廢處理 38第七章崗位操作法 381 裝置開工 382 裝置停工 633 緊急停工步驟 734 崗位的操作法 735 冬季操作法 786 特殊工藝設備操作法 927 事故處理 988 . 裝置歷年工藝事故 101第八章裝置歷年大記事 1041 加氫車間裝置歷年大事 1042 催化劑應用情況 104第一章概述加氫裂化裝置由原石油工業(yè)部撫順煉油設計院（現(xiàn)洛陽院）設計，采用國內(nèi)技術，于1964年開始籌建，1966年12月建成投產(chǎn)，該裝置設計處理能力為26萬噸/年

3、，占地面積1.5公頃，投資2700萬元人民幣。設計采用一段法，只有一個反應器，原料油和補充氫、循環(huán)氫采用“爐前混氫”流程。于1993年5月采用北京石科院加氫處理工藝（使用新型RT-1催化劑），用于生產(chǎn)乙烯裂解原料及低凝柴油，于 1999年7月采用撫順研究院開發(fā)的新型加氫裂化催化劑F4402B ,用于生產(chǎn)乙烯裂解原料并兼顧生產(chǎn)低凝柴油。2002年7采用大慶石油化工研究研制的加氫裂化催化劑（ CHC-1）,用于生產(chǎn)乙烯裂解原料并兼顧生產(chǎn)低 凝柴油。原料主要來自常減壓裝置的常三線和減一線儲份油，還有常四線、減二線。主要產(chǎn)品有石腦油、 輕柴油，中柴油及做乙烯裂解原料的原油。加氫精制裝置由原石油工業(yè)部撫

4、順煉油設計院（現(xiàn)洛陽院）設計，采用國內(nèi)技術，于1964年開始籌建，1966年12月建成投產(chǎn)。一套柴油加氫精制裝置由原一套加氫裂化裝置改造成為35萬噸/年柴油加氫精制裝置，二套柴油加氫精制裝置原處理能力為20萬噸/年，幾經(jīng)改造處理能力達 35萬噸/年，兩套裝置合計處理能力為70萬噸/年，占地面積2.7公頃，投資4000萬元人民幣。兩套裝置均采用一段加氫精制（現(xiàn)使用FH-98催化劑），原料油和新氫、循環(huán)氫采用“爐前混氫”流程， 原料主要是延遲焦化裝置的柴油及 部分汽油，還有催化裝置的輕柴油。加氫精制的目的是改善油品的氣味、顏色和安定性，防止腐蝕，進一步提高油品的質(zhì)量，滿足環(huán)保對油品的使用要求。加氫

5、精制能有效地使原料中硫、氮、氧等非燃化合物氫 解，使烯煌、芳煌選擇加氫飽和并能脫除金屬和瀝青質(zhì)等雜質(zhì)。第二章生產(chǎn)方法及工藝路線1反應機理及生產(chǎn)方法：1.1 加氫裂化的反應原理：加氫裂化反應就是在催化劑作用下，燒類和非燃化合物加氫轉(zhuǎn)化。烷燒、烯煌進行裂化、異構(gòu)化和少 量環(huán)化反應；多環(huán)化物最終轉(zhuǎn)化為單環(huán)化物。加氫裂化均采用具有裂化和加氫兩種作用的雙功能催化劑， 是催化加氫和催化裂化兩種反應的有機結(jié)合。因此，加氫裂化實質(zhì)上是在氫壓下進行的催化裂化。1.1.1 烷煌烷燃加氫裂化反應包括原料分子某一處CC鍵的斷裂，以及生成不飽和分子碎片的加氫。以十六烷為例：GJGlC3H fGH 哼Wc典m反應中生成的

6、烯煌先進行異構(gòu)化隨即被加氫成異構(gòu)烷燒，烷燒加氫裂化反應的通式為：CnH2n+2+H2> CmH2m+2+Cn-mH2（n-m）+2烷燒加氫裂化的反應速度隨著烷燒分子量的增大而加快。在加氫裂化條件下烷煌的異構(gòu)化速度也隨著分子量的增大而加快。烷燃加氫裂化的產(chǎn)品組成，取決于烷燒碳離子的異構(gòu)、分解和穩(wěn)定速度以及這三個反應速度的比例關系。1.1.2 環(huán)烷燒單環(huán)環(huán)烷煌在加氫裂化過程中發(fā)生異構(gòu)化、斷環(huán)、脫烷基鏈反應，以及不明顯的脫氫反應。反應歷 程如下:長側(cè)鏈單環(huán)六元環(huán)烷燒在高催化劑上進行加氫裂化時，主要發(fā)生斷煉反應，六元環(huán)比較穩(wěn)定，很少發(fā)生斷環(huán)。短側(cè)鏈單環(huán)六元環(huán)烷煌在高酸性催化劑上加氫裂化時，直接斷

7、環(huán)和斷鏈的分解產(chǎn)物很少，主要產(chǎn)物是環(huán)戊烷衍生物的分解產(chǎn)物。雙環(huán)環(huán)烷煌在加氫裂化時首先發(fā)生一個環(huán)的異構(gòu)化生成五元環(huán)衍生物而后斷環(huán)，雙環(huán)是依次開環(huán)的，首先一個環(huán)斷開并進行異構(gòu)化，生成環(huán)戊烷衍生物，當反應繼續(xù)進行時，第二個環(huán)也發(fā)生斷裂。1.1.3 芳香煌苯在加氫條件下的反應包括以下過程：苯加氫，生成六元環(huán)烷發(fā)生異構(gòu)化，五元環(huán)開環(huán)和側(cè)鏈斷開，反應式如下：CH3_ D +CH,_5BCH3CH2-CH3H3CH3CH3CH3稠環(huán)芳煌也包括以上過程，它的加氫和斷環(huán)是逐次進行的。芳香煌上有烷基側(cè)鏈存在會使芳煌加氫變得困難。1.1.4 烯燃主要進行加氫反應，烯燃加氫反應生成相應的烷燒，或進一步發(fā)生環(huán)化、裂化、

8、異構(gòu)化反應。1.1.5 含硫化合物石油儲份中的硫化物主要是硫醇、硫醛、二硫化物、曝吩等物質(zhì)。在家氫裂化條件下，含硫化 合物先加氫再分解，生成烷燒和硫化氫。以曝吩為例：砌2f嗤噴加氫產(chǎn)物中觀察到有是間產(chǎn)物丁二烯空成，并且很快加氫成丁烯，名殿加氫成丁烷,1.1.6 氧化合物石油儲份中氧化物的含量很小，原油中含有環(huán)烷酸、脂肪酸、酯、醛和酚等。在加氫裂化條件下加氫 分解生成相應的燒類和水。即：RCOOH+3HRCH 3+2H2OR COCH+2H RC 2H5+HO1.1.7 氮化合物石油儲份中的含氮化合物可以分為三類：a、胺及芳香胺類b、口比咤、唾咻類型的堿性雜環(huán)化合物c、口比咯、咔陛型的非堿性氮化

9、物含氮化合物較含硫、含氧化合物難加氫，在比較苛刻的條件下，可先分解后加氫生成相應的燒類和氨1.2 加氫精制的反應原理：加氫精制是指對儲份油進行脫硫、脫氮、脫氧、脫金屬和瀝青等雜質(zhì)及對烯燒、芳煌的加氫飽和，從而來改善油品的氣味、 顏色和安定性，提高油品的質(zhì)量。加氫精制即儲份油在氫壓下進行催化改質(zhì)的統(tǒng)稱。1.2.1 加氫脫硫反應含硫化合物的加氫反應，在加氫精制條件下石油儲分中的含硫化合物進行氫解，轉(zhuǎn)化成相應的煌和HkS,從而硫雜原子被脫掉。硫醇：RSH+HH RH+HS硫醛：RSR'+HR'SH+RH R'SH+H 2-R'H+HS二硫化物：RSSR+H2f2RS+

10、 2RH+ H2s 2RSH fRSR+HS二硫化物加氫反應轉(zhuǎn)化為燃和H2S,要經(jīng)過生成硫醇的中間階段，首先在 S-S鍵上斷開，生成硫醇，在進一步加氫生成硫化氫，中間生成的硫醇也能轉(zhuǎn)化成硫醛。曝吩反應：曝吩系：R 1+4 H2 " R-C4H9+ H2sS對多種有機含硫化合物的加氫脫硫反應進行的研究表明：硫醇、硫醛、二硫化物的加氫脫硫反應多在比較緩和的條件下容易進行。這些化合物首先在 C-S鍵、S-S鍵發(fā)生斷裂，生成的分子碎片再與氫化合。環(huán)狀含硫化合物加氫脫硫較困難，條件較苛刻。環(huán)狀硫化物在加氫脫硫時，首先環(huán)中雙鍵發(fā)生加氫飽和， 然后再發(fā)生斷環(huán)脫去硫原子。各種有機含硫化物在加氫反應過

11、程中的反應活性，因分子結(jié)構(gòu)和分子大小不同而異，按以下順序遞減:RSH> RSSR> RSR、> 曝吩曝吩類化合物的反應活性，在工業(yè)加氫脫硫條件下，因分子大小不同而按以下順序遞減：曝吩 >苯并曝吩>二苯并曝吩 > 甲基取代的苯并曝吩1.2.2 加氫脫氮反應石油儲份中的含氮化合物可以分為三類：a、脂肪胺及芳香胺類b、口比咤、唾咻類型的堿性雜環(huán)化合物c、口比咯、咔陛型的非堿性氮化物 烷基胺：R-CH2-NH2+H2R-CH3+NH3口比妊：kJJ+5 H2* C5H12+NH3NC3H7在各族氮化物中，脂肪胺類的反應能力最強 胺都能以環(huán)狀氮化物分解的中間產(chǎn)物形態(tài)出

12、現(xiàn)。,芳香胺（烷基苯胺）等較難反應。無論脂肪族胺或芳香族堿性或非堿性氮化物都比較不活潑，特別是多環(huán)氮化物更是如此。這些雜環(huán)化合物存在各種中間微分，特別是重儲分。在石油儲份中，氮化物的含量隨微分本身分子量的增大而增加。在石油儲份中，氮含量很少。根據(jù)發(fā)表的有關加氫脫氮反應的熱力學數(shù)據(jù)，至少對一部分氮化物來說，當溫度在300500 C范圍內(nèi)，需要較高的氫分壓才能進行加氫脫氮反應。從熱力學觀點來看，口比咤的加氫更困難，所以脫氮通常 需要比脫硫更高范圍的壓力。在幾種雜環(huán)化合物中，含氮化合物的加氫反應最難進行，穩(wěn)定性最高。當分子結(jié)構(gòu)相似時，三種雜 環(huán)化合物的加氫穩(wěn)定性依次為：含氮化合物 含氧化合物 含硫化

13、合物1.2.3 含氧化合物的氫解反應石油儲份中氧化物的含量很小，原油中含有環(huán)烷酸、脂肪酸、酯、醛和酚等。在蒸儲過程中這些化 合物都發(fā)生部分分解轉(zhuǎn)入各儲份中。主要氫解反應為環(huán)烷酸加氫成為環(huán)烷燒，苯酚類加氫成為芳煌，吠 喃類加氫開環(huán)飽和等。各種含氧化合物的氫解反應：a、酸類：R-COOH+3H 2CH3+2H2OaOH+H2 JI +H2O1.2.4 加氫脫金屬反應加氫精制過程中，金屬有機物發(fā)生氫解，生成的金屬都沉積在催化劑表面使催化劑減活，導致床層壓 降上升。石腦油中的神、鉛、銅等金屬來自原油和添加劑，反應過程中所有金屬都被加氫，沉積在催化劑 表面上的金屬隨反應周期的延長而向床層深處移動。當裝置

14、出口的反應物中金屬超過規(guī)定要求時即認為一個周期結(jié)束。被神或鉛污染的催化劑一般可以保證加氫精制的性能，這時決定操作周期的是催化劑床層的堵塞程度。在重質(zhì)石油儲分和渣脫瀝青油中，含金屬饃和鈕，二者是以嚇咻化合物狀態(tài)存在的，較高的氫 分壓下進行一定程度的加氫和氫解，在催化劑表面形成饃鈕沉積，而饃能更多地穿入顆粒內(nèi)部。1.2.5 煌類的加氫反應在加氫精制條件下，燒類的加氫反應主要是不飽和燒和芳煌加氫飽和。這些反應對改善油品的質(zhì)量和 性能具有重要意義。 例如烯煌和二烯煌的加氫飽和可以提高油品的安定性，芳煌加氫可以提高柴油的十六烷值。1.2.5.1 不飽和燒的加氫飽和反應直儲儲分中，一般不含不飽和燒，二次加

15、工油中含油大量不飽和燒，這些不飽和燒在加氫精制條件 下很容易飽和，主要反應為：a: R十HlR-CH?CHnb:工工）十Cr"值得注意的是烯煌飽和反應是放熱反應，對不飽和燃含量較高的原料油加氫，要注意控制床層溫度, 防止超溫。1.2.5.2 芳燒加氫飽和反應加氫原料油中的芳煌加氫，主要是稠環(huán)芳煌的加氫。提高反應壓力，芳煌加氫轉(zhuǎn)化率增大。芳煌加氫第一個環(huán)的飽和后的難度隨加氫深度逐環(huán)增加1.3 分儲的基本原理：石油混合物能用蒸儲的方法進行分離的根本原因在于混合物內(nèi)部各組份的沸點不同.加氫裂化和加氫精制分儲裝置的原理于常減壓裝置的常壓分儲相同，根據(jù)生成油中各組份的沸點 （揮發(fā)度）不同，將生

16、成油切割成不同沸點的"福份"。即是利用加熱爐將生成油進行加熱，生成汽液兩 相，在份儲它重視汽液兩相充分接觸進行熱交換和質(zhì)量的交換，在提供塔頂回流和他地吹汽的條件下對生成油進行精儲，從塔頂份儲除沸點較低的產(chǎn)品；汽油。從他地儲出較重的重油：塔不同塔板抽出 的微分得到不同的產(chǎn)品，如煤油、中柴等產(chǎn)品。2工藝流程的簡述2.1裝置流程簡述我車間加氫裂化和加氫精制裝置工藝流程基本相同。原料進入57單元貯罐沉降脫水后，由離心泵抽出送至高壓泵房，經(jīng)高壓泵升壓與循環(huán)氫混合進入高換殼程，換熱后與新氫混合進入加熱爐升溫，然后進入反應器進行反應，反應生成油經(jīng)高換、空冷、高分、低分，經(jīng)油氣分離后，生成

17、油進入常壓 罐，經(jīng)沉降脫水后由泵抽出升壓與換熱器換熱，然后進入加熱爐，再進入分儲塔，塔頂產(chǎn)品為汽油，塔一側(cè)線為煤油，塔二側(cè)線為柴油，塔底為尾油，副產(chǎn)品有低壓瓦斯 。加氫裂化工藝流程：原料進入57單元、304#、306 #罐，沉降脫水后經(jīng) 502 #線由加硫泵房的 離心泵6抽出，經(jīng)501/1 #線送至高壓泵房的高壓油泵401、401A。高壓油泵將原料油升壓至 13.0MPa左右與循環(huán)氫混合進入高壓換熱器201、202、203的殼程與管程的加氫生成油及循環(huán)氫混合物進行換熱至330 c左右再與經(jīng)加熱爐 201對流段預熱后的新氫混合后進入加熱爐輻射室加熱升溫后進入反應 器。為控制加氫過程中產(chǎn)生的反應熱

18、，以保證床層溫度的平穩(wěn)，主要是通過在各床層間注入一定量的 冷氫來控制。加氫生成油從反應器底部出來，進入高壓換熱器203、202、201管程，與殼程內(nèi)的原料油換熱后降溫，進入高壓分離器，進行第一次油氣分離。為防止冷卻后的生成油中俊鹽結(jié)晶而堵塞空冷管束，并洗滌掉循環(huán)氫中部分硫化氫氣體，在空冷器入口用高壓水泵（101A、402）注入軟化水。經(jīng)高壓分離器分離出來的氣體進入循環(huán)壓縮機，再送回到系統(tǒng)循環(huán)使用，有時也以廢氫形式放掉一小部分來控制系統(tǒng)壓力。生成油和洗滌水，從高分底部出來，經(jīng)減壓閥將壓力減至0.6MP以下進入低壓分離器。低壓分離器頂部排放出來的富氣， 再經(jīng)富氣分液罐進入高壓管網(wǎng)作為燃料使用，富氣

19、也可進入加氫瓦斯系統(tǒng)做為加熱爐的燃料。 洗滌水從低壓分離器底部脫至酸性水罐， 經(jīng)WS" 1或WS 2泵送往硫 磺車間；生成油從低壓分離器中部進入常壓罐504。加氫裂化分儲工藝流程：常壓罐504內(nèi)分離出來的氣體，從頂部揮發(fā)線進入全廠低壓瓦斯管網(wǎng)；生成油經(jīng)504沉降脫水后從底部由泵301抽出升壓至1.01.5MPa經(jīng)換熱器304、301、302、303殼程分別與輕柴油、中柴油、重柴油換熱，分兩路進爐301 加熱至 280-340 進入塔 302 第六層塔板。塔302頂儲出石腦油經(jīng)空冷器302、濕冷器303進入回流罐R302,回流罐頂部輕汽體組份進入低壓管網(wǎng)?；亓鞴薜筒棵摮龅睦淠撊牒?/p>

20、污水系統(tǒng)。石腦油由泵302 從回流罐底部抽出，一部分做為回流控制塔頂溫度，一部分經(jīng)沉降罐后送至88 單元。塔 302 一線從塔的第27 層抽出，進入汽提塔303 上段進行汽提，汽提后的餾份，由離心泵303抽出經(jīng)換熱器301 管層與殼程的生成油換熱后，進入水冷器304，冷卻后的餾份油被送至93 單元。塔 302 的二線從塔的第17 層抽出進入汽提塔303 下段進行汽提。汽提后的中柴油經(jīng)換熱器302管程與殼程內(nèi)的生成油換熱后，由泵 304 抽出進入柴油預熱器的管程內(nèi)的空氣換熱后經(jīng)水冷器504 冷卻后去 93 單元。塔 302 底重柴油餾份經(jīng)換熱器303 殼程與管程內(nèi)生成油換熱經(jīng)泵305 送至換 3

21、04 與殼程的生成油換熱在經(jīng)水冷器305 冷卻后去成品車間93 單元。加氫精制（一套）工藝流程：加氫精制原料進入57 單元 301 、 303 罐，沉降脫水后用離心泵8 送至高壓泵房的高壓油泵油-3 升壓至 8.0-10.0Mpa 與循環(huán)氫混和后進入高壓換熱器101、 102 殼程，與管程內(nèi)的生成油換熱至290-330 再與經(jīng)加熱爐對流段預熱后的新氫混合， 然后進入加熱爐的輻射室，將原料油加熱到350左右進入反應器。為控制加氫過程中產(chǎn)生的反應熱，以保證催化劑床層溫度的平穩(wěn)，主要通過各床層間注入一定量的冷氫（循環(huán)氫的一部分）來控制。加氫精制生成油由反應器底部出來進入高壓換熱器102、 101 管

22、程，與殼程內(nèi)的原料換熱后將溫度降到170左右，再通過高壓空冷器401 ，使生成油溫度冷卻到60以下，進入高壓分離器，在空冷器入口處用用高壓水泵注入軟化水， 為防止冷卻后的生成油中產(chǎn)生的銨鹽結(jié)晶而堵塞空冷管束，并洗滌掉循環(huán)氫中部份硫化氫氣體，用高壓水泵（101A、 402）注入軟化水。經(jīng)高壓分離器分離出來的氣體進入循環(huán)壓縮機，再送回到系統(tǒng)循環(huán)使用，有時也以廢氫形式放掉一小部分來控制系統(tǒng)壓力。生成油和洗滌水，從高分底部出來，經(jīng)減壓閥將壓力減至0。6MP以下進入低壓分離器。低壓分離器頂部排放出來的富氣，再經(jīng)富氣分液罐進入高壓管網(wǎng)作為燃料使用，富氣也可進入加氫瓦斯系統(tǒng)做為加熱爐的燃料。洗滌水從低壓分離

23、器底部脫至酸性水罐，經(jīng) WS 1 或 WS 2 泵送往硫磺車間 ; 生成油從低壓分離器中部進入常壓罐R307。加氫精制（二套）工藝流程：加氫精制原料進入57 單元 301、 303 罐，沉降脫水后用離心泵4 送至高壓泵房的高壓油泵油-1 升壓至 8.0-10.0Mpa 與循環(huán)氫混和后進入高壓換熱器401、 402 殼程，與管程內(nèi)的生成油換熱至290-330 再與經(jīng)加熱爐對流段預熱后的新氫混合， 然后進入加熱爐的輻射室，將原料油加熱到350左右進入反應器。為控制加氫過程中產(chǎn)生的反應熱，以保證催化劑床層溫度的平穩(wěn)，主要通過各床層間注入一定量的冷氫（循環(huán)氫的一部分）來控制。加氫精制生成油由反應器底部

24、出來進入高壓換熱器402、 401 管程，與殼程內(nèi)的原料換熱后將穩(wěn)度降到170左右，再通過高壓空冷器401 ，使生成油溫度冷卻到60以下，進入高壓分離器內(nèi)進行油器分離。為防止冷卻后的生成油中產(chǎn)生的銨鹽結(jié)晶而堵塞空冷管束，并洗滌掉循環(huán)氫中部份硫化氫氣體，用高壓水泵（101A、 402）注入軟化水。經(jīng)高壓分離器分離出來的分氣體進入循環(huán)壓縮機，再送回到系統(tǒng)循環(huán)使用，有時也以廢氫形式放掉一小部分來控制系統(tǒng)壓力。生成油和洗滌水，從高分底部出來，經(jīng)減壓閥將壓力減至0.6MP 以下進入低壓分離器。低壓分離器頂部排放出來的富氣，再經(jīng)富氣分液罐進入高壓管網(wǎng)作為燃料使用，富氣也可進入加氫瓦斯系統(tǒng)做為加熱爐的燃料。

25、洗滌水從低壓分離器底部脫至酸性水罐，經(jīng) WS 1 或WS 2 泵送往硫磺車間 ; 生成油從低壓分離器中部進入常壓罐R307。加氫精制分餾工藝流程: 常壓罐 307 內(nèi)分離出來的氣體，從頂部揮發(fā)線進入全廠低壓瓦斯管網(wǎng)；生成油從底部由泵 307（或307/1）抽出升壓至1.01.5MPa進入換熱器501 >502/1,2 > 503/1,2 > 504/1,2殼程， 與管程內(nèi)的產(chǎn)品柴油進行換熱至196左右進入加熱爐 501 ， ?在加熱爐501 內(nèi)將生成油加熱至240左右后，進入精制汽提塔501 的第層塊塔板。汽提塔 501 頂餾出物，經(jīng)空冷器501 、冷卻器505 冷卻后進入回

26、流罐R501。 ?回流罐頂部氣體為不凝氣，經(jīng)管線進入全廠低壓瓦斯管網(wǎng)?；亓鞴薜撞棵摮乃嵝运撝了嵝运?，經(jīng)WS 1 或 WS 2泵送往硫磺車間。石腦油由泵502/1 從回流罐501 底部抽出，一部分做回流控制塔頂溫度，其余部分經(jīng)汽油水洗罐、沉降罐送至88 單元。柴油從汽提塔501 底部流經(jīng)換熱器504/1,2 、 503/1,2 管程與殼程內(nèi)的生成油換熱后，由泵504（或504/1）抽出進入換熱器502/1,2、 501 的管程與殼程內(nèi)生成油換熱，然后經(jīng)水冷器504、 503、 502/1,2冷卻，冷卻后送至成品93 單元。3 工藝流程圖和物料平衡圖3.1 工藝流程圖: （見附頁）3.2物料

27、平衡圖加氫精制物料平衡圖富氣2150噸/年焦化、催化柴油35萬噸/年新氫2786噸/年一套柴油加氫精制焦化、催化柴油35萬/年新氫2786噸/年二套柴油加氫精制富氣2150噸/年加氫裂化物料平衡圖富氣4224噸/年第三章工藝技術指標1原輔材料規(guī)格:1.1 加氫裂化原料油密度：P 20810.0 850.00kg/cm 3, 微程：200 450 c95%自全450 C,殘?zhí)汲?.2% (W,總氮叁200ppm=1.2 加氫精制原料油密度：P 20790.00 830.00kg/cm 3,95%點回收溫度：叁 365 c1.3 工業(yè)氫純度三95% (V)，氧含量呈0.03(V)CO+C泊量v 3

28、0ppm>1.4 CS2的性質(zhì):分子式CS分子量76沸點c (標)46.25閃點c105156自燃點c-111.93號度 p 20kg/cm1261.5潤滑油質(zhì)量指標L-DAB1500FY壓縮機油L-TSA32汽輪機油N320中負荷工業(yè)齒輪油HLN100通用機床油HLN46 通用機床油粘度等級 (GB3141)1503232010046運動粘度40 C) mm/s135165135165135165135165135165水溶性酸無無無無無水份環(huán)大于痕跡無痕跡無痕跡機械雜質(zhì)%全 0.01無全 0.02全 0.007全 0.007酸® mgKOH/g于0.30.350.2銅片腐蝕

29、(121C3h)級不大于1執(zhí)行標準GB12691-90GB11120-89GB5903-86GB443-64GB443-64用量(kg/月)1500100510052催化劑規(guī)格:2.1219甲、219乙、5058、3762、3665的物理化學性質(zhì)工化劑 項 下、219甲219乙505837623665顆粒4 6364 6364 6364 6364 6364 6364 636堆積比重g/cm30.60.852.2 2.40.750.7 0.8比表面積m2/g10016020130170200孔容積cm3/g0.30.60.140.130.45機械強度_2 kg/cm>10020025015

30、0>100組成W-N 1-S1O2-AL2O3注：19661991年間加氫裂化與加氫精制裝置使用過上述催化劑。2.2 RN-1、RT-5 RG-1 RT-1的物理化學性質(zhì)項目RN-1RT-5RG-5RT-1催化劑牌號催化劑名稱加氫精制加氫改質(zhì)保護劑緩和加氫化 學 組 成 m%WO3三 21.020.0 2.05.0 1.0MoO 371.01.520.0 2.05.0 1.0N2O三2.0F三2.5比表面積m2/g 孔體積ml/g三90三 0.26三230三 0.22三180三0.6三160三 0.25壓碎弓11度N/mm三 19.6三 20.0三12三20催化劑功能脫硫脫氮脫膠質(zhì) 芳煌

31、飽和芳煌飽和 開劃、裂化脫碳 脫金屬芳煌飽和 開劃、裂化注：此表中催化劑，使 19911999年加氫裂化和加氫精制使用的催化劑。2.3 FH 98、F4402B催化劑物理化學性質(zhì)催化劑型號F4402BFH-98加氫裂化加氫精制化學組成WO321.024.017.021.0NiO8.09.53.55.5M6.08.08.010.0比表面積m2/g210三120孔體積ml/g0.280.35三 0.25形 狀圓柱形三葉草直徑1.51.71.31.6壓雖強度N/mm三12三15催化劑功能芳煌飽和、開環(huán)裂化脫硫、脫氮、脫氧、 脫膠質(zhì)、芳煌飽和注：此表中催化劑，使 19992002年6月加氫裂化和加氫精

32、制使用的催化劑。2.4 CHC-1、DZD-1催化劑的物理化學指標催化劑型號CHC-1DZD-1加氫裂化加氫精制化學組成m%WO323.526.524.028.0NiO4.06.02.04.0壓碎強度N/mm三35三115粒度 mm2.53.038比表面積m2/g130250三190孔容積ml/g0.250.500.370.43形狀齒球形圓柱形實驗室頓時堆密度g/ml0.91.100.870.97催化劑功能開環(huán)裂化、芳煌飽和脫硫、脫氮、脫氧、脫膠 質(zhì)注：此表中催化劑是加氫裂化和加氫精制目前正在使用的催化劑。3產(chǎn)品及產(chǎn)品規(guī)格3.1 加氫裂化產(chǎn)品及副產(chǎn)品3.1.1 加氫裂化產(chǎn)品（調(diào)和組份）質(zhì)量控制

33、指標：石腦油干點：皂220 C,塔底尾油閃點：三55 c一線產(chǎn)品輕柴油凝點：-10-70 C, 閃點：三50 c二線產(chǎn)品中柴油閃點：三55 C3.2 產(chǎn)品去向及用途3.2.1 石腦有去88單元，做乙烯裂解原料。3.2.2 輕柴油、柴油去93單元作調(diào)和組份油3.2.3 中柴、尾油去93單元做調(diào)和組份油，或者去乙烯做原料。3.2.4 加氫裂化裝置也生產(chǎn)過1#航空煤油，1#、2#燈用煤油，-50C柴油，稠化機油，變壓器基礎油，工業(yè)用5#、10#白油等產(chǎn)品。3.3 副產(chǎn)品去向及用途3.3.1 加氫低壓分離器分離出的含氫輕燃氣體進入煉油廠高壓瓦斯管網(wǎng)。3.3.2 分儲塔頂不凝氣進入全廠低壓瓦斯管網(wǎng)。3.

34、4 加氫精制產(chǎn)品及副產(chǎn)品3.4.1 產(chǎn)品控制指標石腦油干點：133220C,塔底尾油閃點：三 55 C3.4.2 產(chǎn)品去向及用途3.4.2.1 石腦油去88單元做乙烯原料。3.4.2.2 柴油去93單元做調(diào)和組份油。3.4.3 副產(chǎn)品去向及用途3.4.3.1 加氫低壓分離器分離出的含氫、輕燃氣體進入煉油廠高壓瓦斯管網(wǎng)。3.4.3.2 分儲塔頂不凝氣進入全廠低壓瓦斯管網(wǎng)。4公用工程條件指標：4.1 蒸汽：4.1.10.3MPa 蒸汽：壓力：0.250.35MPa,溫度 125140 C。4.1.21.0MPa 蒸汽：壓力：0.71.0MPa,溫度 265285 C。4.2 水： 4.2.1 循環(huán)

35、水：壓力：三0.3MPa ,溫度呈28 Co4.2.2 新鮮水 壓力：三0.1MPa,溫度呈1030C。鋅離子：1.02.0mg/L,防腐藥劑（EDTA） 610 mg/L。4.3 軟化水：壓力： 0.3MP ,溫度0 40Co4.4 壓縮風：風壓：三0.4MPa。露點：冬季：-40 C,夏季：-15 C4.5交流電:電壓（伏）頻率設 備6000±1050油1、油2、油3380± 1050所后離心泵， B101、B101A、B401、B401A、爐風機220± 1050照明，儀表5消耗指標（設計值）目消新鮮水 （噸）循環(huán)水 （噸）軟化水 （噸）蒸汽 （噸）電 （度

36、）燃料氣（kg）新氫 (Nm3)L育力口氫精制0.1818.00.250312383981.465加氫裂化0.1718.00.250：表中所列指標均為每噸原料的消耗。6工藝參數(shù)運行的指標6.1加氫裂化裝置工藝指標:6.1.1反應系統(tǒng)工藝指標序號項目儀表位號單位控制指標備注1反應器床層最高溫度TEW-32、TEW-14C三4702反應器出口TEW-37C<4703反應器壁溫TEW-34、YET-15C<2804空速h-1全1.55新氫純度%三906循環(huán)氫純度%三787系統(tǒng)壓差MPa<3.08反應器壓力YJ-207 '1YJ-107MPa<

37、14.59爐出口溫度YJT-201 YJT-101C<43010新氫出對流室溫度YEW-32、YEW-25C<43011氫油比（體）m3/m3>70012輻射管壁溫C<58513燃料氣壓力YEW-50MPa0.050.1514爐膛溫度YJT-111C<85015空冷入口溫度YEW-43、23C<25016空冷出口溫度YEW-44 > YEW-24c<606.1.2分流系統(tǒng)工藝指標序號項目儀表位號單位控制指標備注1爐出口溫度WJT-301C2803402爐膛溫度YET-11C<6903過熱蒸汽溫度YET-182 c2804504過熱蒸汽壓力P

38、RC-101MPa0.240.35瓦斯壓力YJT-302MPa0.20.246塔頂壓力YJ-302MPa<0.37塔液面%40608空冷風機電流A<576.2加氫精制裝置工藝指標6.2.1 反應系統(tǒng)工藝指標序號項目儀表位號單位控制指標備注1反應器床層最高溫度YEW-17C3604102反應器出口C3604103反應器壁溫TEW-17C<2804空速h-1全4.05新氫純度%三906循環(huán)氫純度%三787反應器壓力YJ-407MPa7.011.08系統(tǒng)壓差MPa<3.09爐出口溫度YJT-401C<40010新氫出對流室溫度YEW-64C<43011氫油比m3/

39、m3>40012輻射管壁溫YEW-75C<58513燃料氣壓力YJT-111MPa0.050.1514爐膛溫度YEW-79C<85015空冷入口溫度YEW-25C<24016空冷出口溫度YEW-26c<6017序號項目儀表位號單位控制指標備注1爐出口溫度YJT-501C2102802爐膛溫度YET-26C<6903過熱蒸汽溫度YET-19C2804504過熱蒸汽壓力PRC-101MPa0.240.35瓦斯壓力YJT-202MPa0.20.246塔頂壓力YJ-501MPa<0.37塔液面%40608空冷風機電流A<577中間產(chǎn)品化驗分析指標7.1

40、分析項目：A、密度；B、儲程；C、凝固點；D、水分；E、澳價；F、堿性氫(ppm);G、總氫；H、烯煌;卜烷、環(huán)烷; J、芳煌; K平均分子量；L、閃點M、濁點；N粘度m3/s。7.2 分析方法：7.2.1 密度(GB1884 83):用密度計法測定產(chǎn)品密度。7.2.2 微程(GB255 77):采用恩氏蒸儲法，100ml試樣在規(guī)定的儀器及實驗條件下，按產(chǎn)品性質(zhì)的要求進行蒸儲，系統(tǒng)的觀察溫度讀數(shù)和冷凝體積，然后從這些數(shù)據(jù)中算出結(jié)果。7.2.3 凝固點(GB510-88)測定方法是將試樣裝在規(guī)定的試管中，并冷卻到預期的溫度時，將試管傾斜45度經(jīng)過1分鐘，觀察液面是否移動。7.2.4 水分(GB2

41、60 77)一定量的試樣與無水溶劑混合，進行蒸儲測定其水分含量并以百分數(shù)表示。7.2.5 澳價(SH/T0236 93)將試樣溶解于滴定溶劑中，以甲基橙為指示劑，用澳酸鉀-澳化鉀標準滴定溶液滴定至紅色消失為止。用100g試樣所消耗的澳的克數(shù)表示澳值。7.2.6 堿性氮(ZBE30.003 85)將樣品溶于苯一冰乙酸混合溶劑中，以甲基橙或結(jié)晶紫為指示劑，用高氯酸一冰乙酸標準溶液滴定樣品中的堿性氮，至溶液由紫變藍。根據(jù)消耗的高氯酸-冰乙酸標準溶液的濃度和體積，計算樣品中堿性氮含量。7.2.7 總氮(ZBE30.012 88)將試樣在加有亞硒酸催化劑的硫酸中進行煮鮮，煮解產(chǎn)物硫酸錢直接用次氯酸鈉-香

42、草酚比色法測定。7.2.8 烷脛、環(huán)烷煌 (SH/T0240 92)用色譜法測定試樣中烷、環(huán)烷燒含量。7.2.9 芳煌 (QSH013.1.034 9)用液相色譜法測定芳煌含量7.2.10 平均分子量（ZBE30.010 88）將一定量的試樣溶解在溶劑里，測出溶劑的冰點降低值后，用拉烏爾定律計算出試樣的平均分子量。7.2.11 閃點（ GB216 83）試樣在連續(xù)攪拌下用很慢的恒定速率加熱。在規(guī)定的溫度間隔，同時中斷攪拌的情況下，將一小火焰引入杯內(nèi)。試驗火焰引起試樣上的蒸汽閃火時的最低溫度作為閃點。7.2.12 濁點（GB3986 86）以規(guī)定速度冷卻試樣，并定期觀測，留在試管底部開始看到渾濁

43、時的溫度，記錄為濁點。7.2.13 粘度（GB265 88）在某一恒定溫度下，測定一定體積的液體在重力下流過一個標定好的玻璃毛細管粘度計的時間，粘度計的毛細管常數(shù)與流動時間的乘積，即為該溫度下測定液體的運動粘度。在溫度t 時的運動粘度用符號Vt 表示。該溫度下運動粘度和同溫度下液體的密度之積為該溫度下液體的動力粘度。用符號丫表示。第四章 工藝控制理論1 影響加氫操作的因素：影響加氫過程的主要參數(shù)是反應壓力、反應溫度、空速、氫油比、原料油性質(zhì)和催化劑性能。1.1 反應壓力反應壓力對加氫精制、裂化過程的影響是通過系統(tǒng)中的氫分壓來實現(xiàn)的，后者決定于操作總壓、氫油比、循環(huán)氫純度及原料氣化率。加氫反應是

44、分子數(shù)減少的反應，提高反應壓力對加氫反應熱力學有利。加氫的反應速度，應遵守物質(zhì)作用定律，即和氫分壓成正比，并且提高氫分壓有利于原料油的汽化而使催化劑上的液膜厚度減小，有利于氫向催化劑表面擴散，但壓力過高會增加液膜厚度，從而增加H 2 擴散的阻力；從反應時間來說，提高反應壓力，即增長反應時間，有利于轉(zhuǎn)化率的提高，減少過程積碳。對加氫裂化過程的影響是通過系統(tǒng)中的氫分壓來實現(xiàn)的，氫分壓決定于操作總壓、氫油比、循環(huán)氫純度及原料氣化率。加氫裂化是分子數(shù)減少的反應，提高壓力對加氫反應熱力學有利。不管是對氣相還是氣液混相的加氫裂化反應，提高總壓也就提高了氫分壓，加氫裂化反應速度就加快。此外，反應壓力的提高使

45、單位反應體積的原料濃度增加，延長了實際反應時間，使轉(zhuǎn)化率增加。由于循環(huán)芳烴和有機氮化物的含量一般是隨原料的干點提高而增加的，結(jié)構(gòu)也不完全相同。他們在二次加工生成油中比在直餾原料中的含量也高，因此必須提高氫分壓才能維持一定的轉(zhuǎn)化深度。在催化劑和一定反應溫度下，所選用的反應壓力能保證稠環(huán)芳烴有足夠的平衡轉(zhuǎn)化率。提高反應壓力雖有利于促進氮化物的加氫裂解和抑制縮合反應，因而減緩催化劑表面積碳速率，延長催化劑使用壽命，但設備投資增加、氫耗、能耗增加。但降低反應壓力，使氫濃度降低將導致催化劑表面上酸性中心結(jié)焦，加快積碳速度和縮短催化劑再生周期。此外，反應壓力對加氫裂化反應速度和轉(zhuǎn)化率的影響有因采用的催化劑

46、的類型不同而異。因此反應壓力對加氫裂化反應速度和轉(zhuǎn)化率的影響比較復雜，要根據(jù)原料性質(zhì)、催化劑類型、產(chǎn)品要求和經(jīng)濟效益等因素綜合考慮。再生產(chǎn)過程中，反應壓力基本是不變的。另外，為了保證硫化態(tài)的Ni-Mo （W）等加氫組分的活性還必須保持裂化反應器內(nèi)一定的硫化氫分壓。1.2 反應溫度反應溫度對產(chǎn)品的質(zhì)量和收率起著較大的作用，是必須嚴格控制的一個操作參數(shù)。加氫裂化過程提高反應溫度時，裂解速度提高的最快。因此，隨著反應溫度的升高，反應產(chǎn)物中低沸點組分的含量增加，烷烴含量增加，而環(huán)烷烴含量下降，異構(gòu)烷烴與正構(gòu)烷烴的比例下降。加氫精制過程提高反應溫度時，能增加加氫飽和、脫硫、脫氮深度，但溫度過高，催化劑裂

47、化活性增加，產(chǎn)品溴價反而升高。由于過程積碳及原料油中氮化物使催化劑酸性和活性下降，為了保持所需反應深度，運轉(zhuǎn)后期，反應溫度要逐步提高一些。產(chǎn)品質(zhì)量主要是靠反應溫度進行調(diào)節(jié)。1.3 空速空速反應裝置的處理能力，也是控制加氫裂化、加氫精制深度的一個重要參數(shù)。在加氫裂化條件下，提高空速，則原料轉(zhuǎn)化率降低，床溫下降，氫耗略下降，反應產(chǎn)物中輕組分減少，輕收率下降，中間餾分油收率提高。是調(diào)節(jié)產(chǎn)品分布的一種分段。對于加氫精制，當要求緩和的加氫精制時，可以在較高的空速下操作，反之，降低空速，精制深度增加。但空速過低，反應器容積一定，處理能力下降。故即要保持一定的精制深度，又能在不較低的空速下操作，就必須相應提

48、高反應溫度作為補償。但反應溫度又受催化劑使用壽命的制約，不能太高。因此合理空速的選擇應根據(jù)進料性質(zhì)和要求的精制深度全面衡量。1.4 氫油比在加氫系統(tǒng)中需要維持較高的氫分壓，而提高氫油比可提高氫分壓。這有利于提高原料油的汽化率和降低催化劑表面油膜厚度，使轉(zhuǎn)化率提高，同時也可降低催化劑表面積碳速度。大量循環(huán)氫還可有效的將反應熱從系統(tǒng)中導出，使整個反應床層溫度容易控制平穩(wěn)。提高氫油比，在許多方面對反應有利，但卻增大動力消耗，使操作費用增大。因此，根據(jù)條件選擇適宜的氫油比。對加氫裂化，由于熱效應較大，氫耗較大，氣體生成量也較大，因此采用較大的氫油比。在正常條件下，氫油比的小量變化對產(chǎn)品質(zhì)量和收率影響不

49、是十分顯著，故相對來說，氫油比不是很嚴格的控制指標，允許少許波動，但氫油比不能低于該催化劑的最低允許值。19第五章設備及儀表1設備1.1概述：加氫車間使用的全部設備232臺，其中主要設備17臺，擁有靜設備158臺，包括加熱爐5臺，塔類5臺，反應設備類 4臺，貯罐77臺，換熱器設備63臺。動設備74臺，包括機泵47臺，鼓風機27 臺，起重運輸機械 5臺。1.2設備一覽表1.2.1塔、反應器j.多稱T302T303T501T504設計數(shù)據(jù)溫度c153.7234.8400220320.4222壓力（Mpa）0.430.461.30.26實驗壓力（Mpa0.60.61.625立 0.33介質(zhì)加氫生成油輕柴油閑置材質(zhì)筒體0CrA3SPV32封頭0CrA3SPV24支座0CrA3A3內(nèi)部結(jié)構(gòu)浮閥式塔板塔板浮閥式塔板浮蛇塔盤21層保溫厚度則超細玻璃棉超細玻璃棉超細玻璃棉超細玻璃棉100規(guī) 格mm6 24003 310006 8003 162006 24003 2632737761600/1400 312/18 3 306521.2.2反應器數(shù)J以備編號：據(jù)反101反401反201設 計 數(shù) 據(jù)溫度C介質(zhì)<450<450<450壁溫<300<300<300壓力（Mpa設計15.015.015.0試驗24.1