壳牌蜡油加氢裂化工艺与运行特点 毕业论文.doc

壳牌蜡油加氢裂化工艺与运行特点 摘要：本论文通过实际参与工厂装置生产学习和实践后，介绍了国内首套引进shell global solutions 技术（以下简称壳牌技术）的400万t/a加氢裂化装置的工艺流程、工艺原理及反应、技术特点和运行工况以及装置开停工、自动化控制等。该装置采用炉后混油流程、分馏系统汽提塔和稳定塔采用双再沸器设计、反应注水部分循环利用等新技术，产品收率高，能耗少。在原料密度和馏程相比设计值略小，精制和裂化催化剂平均反应温度比设计值低约20，反应器入口压力比设计值低0.4mpa，空速和氢油比与设计值相当的情况下，产品重石脑油、航煤和柴油中都不含烯烃，其硫含量、氮含量均小于或接近设计值；产品液体总收率为98.07%，轻、重石脑油，航煤和柴油的总收率为86.12%，中馏分油收率为56.30%，气体收率仅为4.55%，化学氢耗只有2.70%。这说明催化剂有较强的脱硫、脱氮和芳烃饱和能力，对中间馏分油的选择性较高，二次裂解少。另外，产品馏程切割清晰，说明分馏部分的设计和操作合理。正常生产能耗仅为设计值的73%，且低于2007年中石化加氢裂化装置能耗的最低值（28.8/t）。关键词：加氢裂化 蜡油 加氢催化剂 加氢反应 分馏 轻石脑油 重石脑油shell oil hydrocracking processand operating characteristicsabstract: this paper presents the 4000000 t/a of hydrocracking unit process principle and reaction, technical characteristics and operating conditions as well as device startup and shutdown, automatic control using.shell global solutions technology (hereinafter referred to as the shell technology)which is first introduced through the process of the actual participation of learning and practice of production plant. the device adopts the furnace after mixed oil flow, fractionation system stripper and stabilization tower with double reboiler design, reaction injection parts recycling and some other new technologies, which can achieved high product yield, less energy consumption. compared with the design values it is smaller than in the raw material density and distillation, refining and cracking catalyst average reaction temperature about 20 lower than the design value, what is more, the reactor entrance pressure is 0.4mpa lower than the design value, space velocity and ratio of hydrogen to oil and the design value below the condition of the same product, heavy naphtha, aviation kerosene and diesel oil does not contain olefin, sulfur content, nitrogen content is less than or near to the design value; the total yield of liquid product is 98.07%, and the total yield of light, heavy naphtha, aviation kerosene and diesel is 86.12%, the distillate yield is 56.30%, while the yield of gas is only 4.55%, chemical hydrogen consumption is only 2.70%. this shows that the catalyst has high desulfurization, denitrogenation and aromatics saturation capacity, high selectivity to middle distillates, and less secondary cracking. in addition, the product range cutting is clear which can prove that the design and operation of fractionation is normal, the normal production and energy consumption is only 73% of the design value, and lower than the lowest energy consumption in 2007 sinopec plus hydrogen cracking unit (28.8/t).key words :hydrocracking wax oil hydrogenationg catalyst hydrogenation reaction distillation light naphtha heavy naphtha 目录1公司及装置简介11.1公司概况11.2装置概况12加氢装置工艺流程及特点32.1装置工艺原理32.1.1加氢精制和加氢裂化32.1.2反应器内主要包括加氢精制反应和加氢裂化反应32.2装置工艺流程42.2.1反应部分42.2.2分馏部分52.2.3吸收稳定部分52.3技术特点53加氢装置运行工况73.1原料性质73.2主要工艺参数93.2.1反应部分主要工艺参数93.2.2分馏工艺参数 103.3半成品、成品主要质量指标 103.4物料平衡 133.5能耗 134装置开停工及自动化控制 14 4.1装置开工 14 4.1.1装置检查 15 4.1.2投用公用工程系统 15 4.1.3催化剂装填 15 4.1.4反应低压系统及分馏系统气密 16 4.1.5反应系统高压气密，催化剂干燥 16 4.1.6分馏系统冷、热油运 174.1.7急冷氢试验与紧急泄压试验174.1.8反应系统引低氮油，催化剂预硫化174.1.9反应分馏系统调整操作，各产品合格引出装置184.2装置停工184.2.1反应系统停工184.2.2低压系统停工194.2.3吸收稳定系统水洗，氮气吹扫194.2.4低压系统蒸汽吹扫204.2.5 低压系统蒸塔、蒸罐,c201碱洗204.2.6公用工程停用，装置交付检修214.3装置自动化控制214.3.1工艺控制回路214.3.2连锁仪表225结束语22参考文献23附录23附1：装置详细流程图24附2：装置中所有控制回路表格29附3：装置内的各个联锁的名称及其作用33致谢 35 ii1公司及装置简介1.1公司概况中国海洋石油（以下简称中海油）炼化有限责任公司惠州炼化分公司（以下简称惠州炼化）是中海油总公司独资建设的第一座大型炼厂，位于广东省惠州市大亚湾开发区。项目总投资195亿元，设计原油加工能力为1200万t/a，主要加工中海油在渤海开采的蓬莱19-3原油，是世界上首座集中加工海洋高酸重质原油的炼厂，同时也是目前国内已建成的单系列最大的炼厂。惠州炼化一期项目包括常减压蒸馏、加氢裂化、延迟焦化、连续重整、px等16套先进的主要生产装置，配套原油和成品油码头、储罐及公用工程系统、辅助生产设施等，生产汽油、航煤、柴油、苯、对二甲苯、液化气、丙烯、乙烯裂解料、硫磺、石油焦等15大类1150多万吨石化产品。惠州炼油项目于2009年4月一次投产成功，为中国海油打造具有国际竞争力的一流能源公司奠定了坚实的基础。1.2装置概况（1） 惠州炼化一期项目蜡油高压加氢裂化装置（以下简称加氢装置）采用国内首套引进的壳牌工艺技术及criterion catalysts.technologies公司开发的配套催化剂，处理能力为400万t/a，年开工时间为8400小时，设计水力学弹性为设计原料进料量的60110，总能耗：1540.12 mj/t(原料)即 36.79kg标油/t(原料)占地面积：总占地2.55公顷（即25500平方米），是目前国内单套处理能力最大的高压加氢裂化装置。该装置于2009年4月建设投产，2009年9月8日至9日进行了装置标定，结果表明工艺及产品指标满足设计要求。（2） 该装置主要由反应部分、分馏部分、吸收稳定部分、psa部分和公用工程以及辅助系统等部分组成。其中反应部分可以分为原料预处理系统、原料升压系统、原料及氢气换热和加热系统、反应器系统、反应产物分离系统、循环氢压缩机系统和补充氢压缩机系统、注水系统。分馏部分也可以分为硫化氢汽提塔系统、主分馏塔系统、柴油汽提塔和中段回流系统、航煤汽提塔和中段回流系统以及产品冷却系统等。吸收稳定部分主要由吸收脱吸塔系统、脱丁烷塔系统、石脑油分馏塔系统和重石脑油脱硫等系统组成。（3） 设计范围：该装置与200万t/a汽柴油加氢精制装置、360万t/a煤柴油加氢裂化装置和15万t/a制氢装置组成联合装置。该装置的设计范围是蜡油加氢裂化装置边界线内全部设计内容，包括反应部分、分馏部分、吸收稳定部分、psa部分和公用工程以及辅助系统等部分。psa单元由天一科技负责详细设计。（4） 设备概况见表1-2表1-1 设备概况序号名称台数1塔72冷换设备413空冷器864加热炉35主要容器386机泵527透平38反应器29压缩机1110原料过滤器1套11psa装置1套12其它小型设备48小计293（5）装置内外关系减二线蜡油、减三线蜡油和焦化蜡油都从罐区来，其中减二线蜡油的控制为原料油缓冲罐液位和流量串级控制，焦化蜡油和减三线蜡油为流量控制。补充氢来自制氢氢气管网，装置内不设置补充氢压力高排放至重整氢系统的措施，该措施由制氢装置设置。加氢尾油设置三路出装置，其中一路经过空冷器冷却后至215罐区，一路经过空冷器冷却后至218罐区，一路不经空冷器直接去催化裂化装置。重石脑油分三路出装置，一路经过水冷器后去罐区，一路不经过水冷器直接去连续重整装置，另外一路跨重整生成油线至南厂区。装置对外关系（包括开停工和正常操作）在正常操作时装置原料油是来自218中间原料油罐区，氢气自1#氢气管网来。装置液体产品用泵送出装置，气体产品去脱硫装置。装置加热炉所需燃料气来自管网。装置生产及照明用电由2#区变电站供给。装置内循环冷水、循环热水、新鲜水、消防水均为带压进出。装置内排出的含硫酸性水送至酸性水汽提装置处理，含油污水送至南厂区污水处理厂处理。装置用n2由系统以0.8mpa(g)和4.0mpa(g)两个等级供给，设二根供n2线。该装置有9.5mpa(g)蒸汽、3.5mpa(g)蒸汽、1.0mpa(g)蒸汽和0. 5mpa(g)蒸汽四个等级的蒸汽管线，均来自运行五部动力站。非净化风由全厂系统供给，供服务点、开停工及检修用。净化风由系统管网供给。除盐水由系统供给。装置紧急放空及安全阀等排放的含有烃类、氢气等介质的气体均排至火炬管线与全厂系统管线相连。2加氢装置工艺流程及特点2.1装置工艺原理2.1.1加氢精制和加氢裂化（1）加氢精制是指在催化剂和氢气存在下，石油馏分中的含硫、含氮、含氧化合物发生加氢脱硫、脱氮、脱氧反应，含金属的有机化合物发生氢解反应，同时，烯烃发生加氢饱和反应。在有些情况下，也会发生芳烃的加氢饱和反应。（2）工业加氢裂化反应的主要生产目的是将重质馏分油、渣油转化成轻质油。加氢裂化采用的是具有加氢和裂化两种作用的双功能催化剂。其加氢功能由金属活性组分提供，而其裂化功能则由具有酸性的分子筛或其他酸性载体所提供。所以烃类的加氢裂化反应及产物分布与催化裂化的很相似，只是由于加氢活性中心的存在，加氢裂化反应的产物基本上是饱和的，而且大部分含硫、含氮化合物等杂质都被除去，因此其产品的质量好。（3）加氢精制与加氢裂化的主要不同点在于它是在较缓和的反应条件下进行，原料的平均分子量及分子的碳骨架结构的变化很小。加氢裂化反应与催化裂化反应的另一个重要差别是，在催化裂化条件下，多环芳烃首先吸附于催化剂的表面上，随即脱氢缩合成焦碳，使催化剂迅速失去活性；而加氢裂化过程中多环芳烃可以加氢饱和转化为单环芳烃，很少或基本上不会生成焦碳，催化剂的寿命可延长至数年。2.1.2反应器内主要包括加氢精制反应和加氢裂化反应。（1）脱硫、脱氮、脱氧的氢解反应。（2）烷烃加氢裂化：生成分子量更小的烷烃，其通式为：cnh2n+2 + h2 cmh2m+2 + cn-mh2(n-m)+2正构烷烃裂化特点是随着正构烷烃的沸点的提高，裂化反应速度明显提高，这是因为较重组份在催化剂上的吸附强于轻组份，就使得重组份加氢裂化速度比轻组份表现的快；重组份与轻组份中的c-c键键能不同，越轻所需要活化能越大。（3）烷烃的加氢裂化反应：烃类分解成分子量较小的烷烃和烯烃，生成烯烃又加氢饱和。烯烃还可以环化。（4）烯烃和芳烃的加氢饱和反应。（5）烷烃和烯烃异构化反应：从而使加氢产物中异构烃与正构烃的比值较高。两环以上的环烷烃，发生开环裂解、异构，最终生成单环环烷烃及较小分子的烷烃。（6）环烷烃开环反应：脱烷基、六圆环异构和开环反应。（7）多环芳烃加氢裂化：逐环加氢、开环（包括异构）和脱烷基等一系列平行、顺序反应，多环芳烃很快加氢生成多环环芳烃（苯环本身加氢较慢），环烷环发生开环，继而发生异构化、断侧链（脱烷基）反应，生成苯类和小分子烷烃混合物。（8）加氢裂化副反应：发生分解产物的缩合反应，以及稠环芳烃的进一步缩合反应，这些反应将导致焦炭在催化剂上的沉积。不过在较高的氢分压下，这类反应将受到一定程度的抑制。2.2装置工艺流程加氢装置设计加工常减压装置的减二线蜡油和减三线蜡油以及焦化装置蜡油的混合原料（混合比例为49.08：30.92：20），采用单段1次通过流程，在高温高压和氢气以及催化剂的作用下先脱除原料中的硫、氮、金属等杂质，然后进行加氢、裂化、芳烃饱和和开环等反应，生产出轻重石脑油、航煤、柴油和加氢尾油等高附加值产品。原则流程见图1（附1：装置详细流程图）2.2.1反应部分来自常减压装置的减压蜡油和焦化装置的焦化蜡油进入原料油中间罐，经过泵升压、过滤除去杂质后进入滤后原料油罐。原料油经反应进料泵升压分成两路分别进入两个系列的反应系统，每路原料油换热后，与加热的氢气混合，进入反应器，在催化剂的作用下进行加氢精制和加氢裂化等反应。为控制反应温度，每个床层之间设有冷氢点。两个系列反应产物自反应器流出后分别换热,然后混合进入热高压分离器，进行气、液分离。液体降压后去热低压分离器。热高分气体换热冷却后进入冷高压分离器进行汽、液、水分离。为了防止铵盐结晶，在热高分气空冷器前注水。冷高压分离器顶部出来的气体作为循环氢去循环氢压缩机循环回反应系统。热低压分离器中的液体直接进入分馏系统。热低压分离器的气体经过换热和冷却后进入冷低压分离器。冷高压分离器的水、油降压后分别混合后进入冷低压分离器。冷低压分离器顶部气体去脱硫装置。补充氢经过补充氢压缩机升压后与循环氢混合先与热高分气换热，然后分成两路，分别进入两个系列的反应系统。2.2.2 分馏部分分馏部分设置硫化氢汽提塔、分馏塔、侧线汽提塔和分馏进料加热炉。热低分油直接进入硫化氢汽提塔，冷低分油经过换热后进入硫化氢汽提塔。硫化氢汽提塔顶气体去吸收稳定部分。硫化氢汽提塔塔底油经泵送入分馏进料加热炉加热后至分馏塔。分馏塔切割出混合石脑油、航煤、柴油和循环油。分馏塔设置三个中段回流，两个侧线汽提塔。2.2.3吸收稳定部分吸收稳定部分由吸收脱吸塔、稳定塔和石脑油分馏塔组成。来自分馏部分的硫化氢汽提塔顶气体和分馏塔的混合石脑油进入吸收脱吸塔。塔顶气体去脱硫装置。吸收脱吸塔底油进入稳定塔脱除液化气组分后进入石脑油分馏塔。稳定塔顶为含硫液化气产品。石脑油分馏塔塔顶为轻石脑油产品，塔底为重石脑油产品。 2.3 技术特点与其他加氢裂化装置相比，壳牌工艺具有以下技术特点：（1）在高压泵出口总管和分支的管路上采用了不同型号的单向阀；在高压控制阀门的隔离上采用了双阀。（2）在加热炉设计上采用了大火盆的自动点火形式，配有火焰检测仪、看火孔等。加热炉点火应首先确认各瓦斯火嘴、常明灯双阀关闭，引瓦斯至炉前排凝、放空置换n2，分析炉膛内爆炸气合格（氧含量0.5%），关闭炉膛吹扫蒸汽，采样分析炉膛内爆炸气（烃+氢）含量0.5为合格；点燃各火咀常明灯燃料气压控阀改手动后稍开,点燃主火咀，在点第一盏长明灯时，若长明灯手阀打开10秒钟还点不着，则认为点火失败，必须重新吹扫炉膛，直到炉膛分析合格后方可重新点火。调整二次风门及挡板，使火咀火焰短齐明亮并呈兰色。加热炉在实际生产过程中要注意两个问题：一是保持一定的炉膛负压。因为加热炉的负压对操作影响很大，负压过大，烟气中过剩空气量增加，所以带走的热量增加，降低炉子的热效率，同时还会造成炉管的氧化加剧；负压过小，导致燃烧不完全，也降低了炉子的热效率。一般炉膛负压应保持在-5-10mmh2o，烟道挡板开度增大还不能增加抽力，则应该减少燃料量和降低加热炉的负荷。二是防止加热炉回火。由于燃料气带油等各种原因导致加热炉膛内的气体产生正压，使火焰从炉膛内喷出或炉膛爆炸、炉体内耐火衬里脱落等。一般防止回火要求严禁瓦斯带液，加强分液罐的脱水工作，保持烟道挡板合理开度，保证炉膛负压在正常范围（-5-10mmh2o），炉子点火或点火失败时，用蒸汽吹扫1015分钟，炉膛气体分析合格，另外发现火咀堵塞或不畅通，及时清理。（3）反应部分采用两个反应器系列并联方案，每个反应器系统由原料和氢气与反应产物换热，氢气加热炉和反应器组成，两个反应器的反应产物在热高压分离器前混合。每个系列设置一台反应器，每台反应器设置六个床层，精制催化剂和裂化催化剂设置在同一反应器中。反应器内构件采用hd分配器，气液分配均匀；采用超平急冷分配器，反应体积利用率高且急冷效果好；内构件的连接形式将常规的螺栓式改为了楔子式，降低了安装和拆卸的施工难度，节约了检修时间；反应器内部入口过滤器的独特设计，可有效降低反应器的压降。（4）采用了低分子筛/无定形催化剂z3723以及抗氮性能好的精制剂z503。本装置采用的催化剂来自criterion catalyst和zeolyst公司，所用的催化剂按照装填方案六个床层分别装有保护剂opti trap，精制剂dn3551，精制剂dn3551和z503，裂化剂z3723，裂化剂z3723，裂化剂z3723和后精制剂dn3551。按照criterion公司网站的介绍，dn-3551为采用criterion的ascent技术制备，应用广泛的ni-mo催化剂，用于缓和后精制与加氢处理，包括生产食品级石蜡。zeolyst z-3723为非贵金属加氢裂化催化剂，具备高活性、中间馏份油灵活性加氢裂化催化剂，其加氢与脱硫活性大大提升。zeolyst z-503为非贵金属加氢裂化/缓和加氢裂化催化剂，对中间馏份油有非常高选择性的加氢裂化/缓和加氢裂化催化剂。广泛应用于加氢裂化装置预精制段，与精制催化剂组合装填在一起。另外，加氢裂化装置原料中氮含量高，硫相对较低，因此没有设置循环氢脱硫塔，（5）反应部分采用炉后混油方案，这种流程特别适合处理量大，氢油比高的加氢裂化装置。反应产物分离流程采用热高分流程，可充分利用反应产物带出的热量，减少换热器面积，降低反应加热炉负荷，并且设置液力透平，利用冷高分d105排出的部分液体驱动液力透平来带动原料进料泵运转，起到减少原料进料泵电机功率、回收冷高压分离器排出液体差压能量的作用。加氢裂化反应加热炉混氢分为炉前混氢和炉后混氢，两种混氢方式有各自的特点。在单纯液相流的炉内，流速的选择主要考虑减少压降和避免结焦两个方面。流速高，可以达到有条不紊，降低油膜温差，避免局部过热；同时可起到冲刷作用，使焦层脱落快，对避免结焦有利。但压降与流速平方成正比，过高的流速不仅增加了泵的电耗，还可能使加热炉上游的设备和配件压力等级升高，使一次投资增加。反之，降低流速，特别是流速低到出现层流状态时容易产生偏流，结焦甚至导致炉管烧穿。炉前混氢的加热炉，在气液两相流的炉管内，为避免结焦，流速（混合流速）要达到环雾流。或加大氢油比来保证高流速。炉前混氢的最大难题是大处理量的装置炉管内介质存在气液两相流分配，负荷越大，问题越突出。炉前混氢的优点：是换热流程及换热器设计简单，传热系数高，换热面积小，在事故情况下，加热炉不易断流。炉后混油的关键是要有足够的氢气循环量（氢油比）携带热量，而不会使氢气加热炉出口温度过高。一般加氢裂化氢油比均大于800，因此循环氢量能够满足要求。炉后混油的优点有：不会结焦，可以大大地提高加热炉管的璧温，使得加热炉体积缩小，节省钢材；氢气较均匀，对于多路进料的加热炉，只要各路阻力相等，无须调节阀即可自动分配均匀，节省投资；加热炉易设计，有些换热器可视情况降低材质，节省投资。（6）分馏部分采用双塔汽提流程，设置分馏进料加热炉；主分馏塔侧线塔盘采用全抽出形式，产品合格率高；吸收稳定部分为吸收脱吸采用单塔流程，以混合石脑油作为吸收剂。分馏汽提塔和稳定塔均采用双再沸器设计，有效利用物流的热量，降低装置能耗。（7）循环利用含硫污水，减少污水排放量，降低装置物耗，保护环境。3加氢装置运行工况3.1原料性质（1）原料油该装置处理的原料油为常减压装置的减二线蜡油、减三线蜡油和焦化蜡油。原料蜡油的比例和主要性质的设计值和正常生产值见下表。表3-1原料油组成及性质的设计值和生产值项目 设计值 生产值 减二线蜡油 减三线蜡油 焦化蜡油 减二线蜡油 减三线蜡油 焦化蜡油 混合原油 wt% 49.08 30.92 20 49.20 30.70 20.10 100.00密度（20）g/cm3 0.9200 0.9400 0.9150 0.9114 0.9185 0.9237 0.9169硫,%(m/m) 0.300 0.400 0.750 0.320 0.337 0.419 0.340氮,%(m/m) .0200 0.340 0.700 0.11 0.227 0.556 0.221凝点, -12 12 35 5 25 26 20酸值,mgkoh/g 4.77 4.23 0.05 4.50 4.51 0.07 残炭,%(m/m) .0.01 .0.50 .0.20 0.01 0.09 0.05 0.01碱性氮，g/g 689 1802 436 694 1906 720胶质，%(m/m) 0 0 19 93 490 560 380沥青质，%(m/m).200 .200 .1000 1000 4000 3000 1000金属分析,g/g 铁 1.00 1.00 1.00 0.40 0.30 0.10 2.00镍 0.04 0.43 0.10 0 0 0 0铜 0.01 0.01 1.00 1.00 1.00 钒 0.04 0.02 0.01 0 0 0 0馏程，5% 375.0 461.0 367.0 333.2 399.6 320.0 336.810% 378.0 463.0 372.0 342.6 416.6 347.2 350.650% 409.0 486.0 415.0 377.6 457.6 392.0 396.8 90% 443.0 533.0 488.0 410.8 500.8 424.2 449.6 由表1可见，生产值原料油掺炼比例与其设计值基本吻合；焦化蜡油的密度高于设计值，其他原油的密度和馏程均小于设计值，说明实际原料组分较轻；硫和碱氮含量与设计值相近，氮和残炭含量小于设计值，胶质和沥青含量远高于设计值。（2） 新鲜氢气新鲜氢气组成及性质的设计值和生产值见下表3-2表3-2 新鲜氢气组成及性质的设计值和生产值项目 设计值 生产值 h2% 99.9 99.1 cl% 0.1 0.3（co+co2）/ppm 20 0由表3-2可见，生产值新鲜氢气中的氯含量是设计值的三倍。（3）辅助材料表3-3辅助材料表项目单位消耗量备注硫化剂(dmds)t112一次装入量阻垢剂t400年用量分馏部分缓蚀剂t55年用量反应部分缓蚀剂t107年用量瓷球t56一次装入量na3po4t1.5年用量抗氧剂t23年用量3.2主要工艺参数3.2.1反应部分主要工艺参数反应部分反应器的主要工艺参数详见表3-4表3-4反应器的主要工艺参数项目 设计值 生产值 a列 b列反应器入口压力/mpa(g) 15.25 14.9 14.9反应器出口压力/mpa(g) 14.9 14.5 14.5 反应器入口温度/ 390 359 360反应器出口温度/ 415 394 394精制催化剂平均反应温度/ 410 386 386 裂化催化剂平均反应温度/ 407 387 387精制催化剂体积空速/h-1 1.29 1.29 1.29裂化催化剂体积空速/h-1 1.50 1.54 1.52后精制催化剂体积空速/h-1 10.30 10.32 10.32反应器入口气油比 760-800 872 863由表3-4可见，两列反应器的操作参数基本相同。反应器入口压力比设计值低0.4mpa，精制、裂化催化剂平均反应温度分别比相应设计值低24,20 。这说明催化剂活性较高，而较低的反应温度则有利于延长催化剂的使用寿命。3.2.2分馏工艺参数分馏部分的主要工艺参数详见表3-5。除热低分油进料温度低于设计值外，其他操作参数与设计值接近。表3-5 分馏部分主要操作参数项目 设计值 生产值硫化氢汽提塔 塔顶压力/mpa 0.93 0.84 冷低分油进塔温度/ 187.3 182.9 热低分油进塔温度/ 281.0 266.0 塔顶温度/ 164.0 150.0主分馏塔 塔顶压力/mpa 0.15 0.15 进料温度/ 348 351 航煤抽出温度/ 220 215 柴油抽出温度/ 281 286吸收脱吸塔塔顶压力/mpa 0.85 0.83塔顶温度/ 49 49 石脑油稳定塔塔顶压力/mpa 1.09 0.97塔顶温度/ 70 62石脑油分馏塔塔顶压力/mpa 0.17 0.15塔顶温度/ 73 763.3 半成品、成品主要质量指标蜡油加氢裂化装置是惠州炼油项目炼化一体化的核心装置，担负着为下游乙烯装置提供加氢尾油，为重整芳烃联合装置提供重石脑油。同时蜡油加氢裂化也生产高附加值的航煤和柴油产品。蜡油加氢裂化装置的轻石脑油是优质的汽油调和组分，在未来也可以作为乙烯装置的原料。主要产品性质见表3-6：表3-6正常生产产品质量控制指标名称项目单位指标产品质量指标产品质量指标液化气c1+c2%(v/v)1.5c5+c5+%(v/v)2.8轻石脑油初馏点（astm d86）25终馏点（astm d86）90铜片腐蚀1级醋酸铅腐蚀合格重石脑油初馏点（astm d86）80终馏点（astm d86）178含硫（astm d2622）g/g0.5含氮（astm d2622）g/g0.5航煤密度(20) （astm d1298）kg/m3780.0825.0终馏点（astm d86）290烟点mm21闪点3949冰点-48萘系烃含量（如烟点大于25，则不控制）%(m/m)2.8铜片腐蚀1级醋酸铅腐蚀合格抗氧剂浓度mg/l1724柴油密度(20) （astm d1298）kg/m3821.0840.095%点（astm d86）375闪点57硫含量ppm20醋酸铅腐蚀合格铜片腐蚀1级尾油密度(20) （astm d1298）kg/m3850.0ibp（astm d86）260干点（astm d86）550残炭%(m/m)0.02bmci12环境保护指标含油污水ph值6-9含油污水含油mg/l150含硫污水含油mg/l200排污合格率不小于%98加热炉烟气so2含量mg/m3850加热炉烟气nox含量mg/m3400加热炉烟气烟尘含量mg/m3200烟气黑度林格曼级1烟气排放合格率%1003.4 物料平衡设计值与正常生产值的物料平衡见表3-7（所列数值为组分质量分数）表3-7设计值与正常生产值的物料平衡项目 设计值 生产值进料 减二线蜡油 49.08 49.16 减三线蜡油 30.92 30.71 焦化蜡油 20.00 20.13 新鲜氢气 3.09 3.07 合计 103.09 103.07 化学耗氢 2.90 2.70产出 低分气 0.94 0.71 干气 0.44 0.27 液化气 5.44 3.57 轻石脑油 3.65 6.88 重石脑油 20.81 22.96 航煤 26.13 28.91 柴油 29.18 27.39 加氢尾油 16.50 11.93 重污油 0.45 轻污油 0.02 合计 103.09 103.09由表6可见，正常生产值原料组成及新鲜氢气量与设计值接近，化学耗氢略低；低分气、干气和液化气等气体收率均低于设计值。这是由于正常生产期间催化剂的平均温度低于设计值，裂解深度较浅，从而导致气体收率较低。轻石脑油收率高出设计值3.23个百分点，中间馏分油（航煤和柴油）收率达到56.30%，加氢尾油收率低于设计值，这说明催化剂对中间馏分的选择性较好。3.5能耗 设计值与生产值能耗见表3-8（表中数据以标准油计）表3-8 能耗设计值与生产值项目 设计值 生产值水 净化水 1.4490 0.9976 循环水 0.5054 0.4479 除氧水 0.4659 0.7018 凝结水 -0.0330 -0.0064 蒸汽/mpa 0.45 -3.7907 -4.5115 1.00 2.3860 1.5197 3.50 -25.219 -19.2164 9.50 26.1593 20.0898氮气（0.8mpa） 0