80万吨年汽柴油加氢精制装置操作规程

1、. 装置概述.1 装置概况及特点1.1.1 装置简介 中国石化股份有限公司*分公司60万吨/年汽柴油加氢精制装置是依据中石化（1997）建字293号文关于*炼油厂改炼胜利原油改造工程初步设计的批复，由中国石化北京设计院设计、中国石化第四建设公司承建，于1998年2月28日动工建设。1999年3月28日实现中交，4月29日开始催化剂预硫化，4月30日切换原料油实现一次开车成功。2001年1月由于加氢石脑油硫含量超高，进行了技术改造，增设了石脑油脱硫塔单元。2002年10月大检修期间，进行了装置扩能改造，由60万吨/年改为80万吨/年。2003年10月，再次进行技术改造，增上一汽提塔，用于生产低凝

2、点柴油。1.1.2 装置规模：初建设计公称规模60万吨/年。2001年10月，利用装置大修期间进行了扩能改造，改造设计单位为沧炼设计所，改造后装置公称规模为80万吨/年。1.1.3装置的组成： 本装置主要由原料油预处理部分、反应部分、分馏部分及气体压缩机等组成。 原料油预处理：包括原料油过滤、脱水、惰性气保护。 加氢反应部分：包括反应器、反应进料加热炉、高低压冷换设备、高低压分离器。分馏部分：包括分馏塔及塔顶回流设施、分馏塔进料加热炉、冷换设备。石脑油脱硫部分：包括脱硫塔及塔顶回流设施、冷换设备及机泵。低凝点柴油部分：包括汽提塔、冷换设备及机泵。 辅助系统：包括水、电、氮气、风、蒸汽、燃料气等

3、公用设施。 加热炉烧焦及催化剂再生、催化剂预硫化、缓蚀剂等设施。 气体压缩包括工业氢、循环氢压缩机部分。1.1.4主要原料： 原料油：初建设计为加工焦化汽油、焦化柴油和催化柴油的混合原料油；2001年改造后掺炼部分常三线直馏柴油，设计原料组成如下表所示。原料油初建设计（万吨/年）焦化汽油9.594焦化柴油21.774催化柴油28.632常三线柴油0合计60 实际生产中，由于我厂加工原油品种变化较大，造成加氢装置原料组成变化较大。与设计进料组成有所偏差。氢气：初建氢气来源于15104 t/a催化重整装置和8000nm3/h催化干气氢提浓装置（psa）；2001年12月，10000nm3/h制氢装

4、置投产后，加氢装置氢气来源于15104 t/a催化重整装置和10000nm3/h制氢装置；如果重整装置停工，制氢装置生产能力可以满足加氢装置氢平衡需求。1.1.5 主要产品及副产品： 本装置的主要产品是精制柴油，副产品是粗汽油和燃料气。设计公称产量柴油48414万吨/年，粗汽油11792 万吨/年，燃料气117万吨/年。冬季可生产部分低凝柴油。1.1.6 生产制度本装置年开工8000小时，连续生产。1.1.7设备总台数设备总台数118台，其中：反应器 1台加热炉 2座塔 3座容器 38台冷换设备 18台空冷器 12台泵 26台压缩机 4台其他设备 14台1.1.8消耗指标初建设计消耗指标见下表

5、。名称吨原料消耗（初建设计）净化风1.6nm3软化水0.08t循环水6.68t电26.2kw蒸汽0.025t燃料气20.2kg氮气0.33 nm31.1.9 总能耗 初建设计能耗122.3104kj/t进料（29.26千克标油/吨进料）； 改造后，2003年63.33104kj/t进料（能耗15.15千克标油/吨进料）1.1.10 装置技术特点 由于焦化汽柴油、重油催化柴油中双烯烃、胶质、硫、氮等杂质含量较高，安定性较差，必须经加氢精制改善质量。为减缓原料油在换热器、加热炉管及反应器中结焦、延长开工周期、提高加氢效率，初建设计和改造设计中采用了以下技术措施。原料油采用自动反冲洗过滤处理除去上游

6、装置带来的悬浮在原料油中的焦粉、铁锈等颗粒状的机械杂质，防止这些物质沉积在催化剂表面，增加催化剂与油的接触率，减缓反应器压降的增加，有利于延长装置开工周期。 原料油脱水：为脱除上游装置带来的游离水，使原料油含水小于200mg/kg，以保护催化剂，设置了原料油脱水罐。 直接进料及惰性气保护：为了保护催化剂的寿命及活性，对原料采取保护措施是非常必要的，因为原料中溶解的游离氧，在较低温度（150250）下，极易与二烯烃反应生成胶质，增加反应器压降。严重时会损坏设备、以致停工。为保护装置长周期安全运转，在中间原料油罐及装置内原料缓冲罐顶部设置了氮气保护措施，使原料不与空气接触，实践证明，此项保护措施十

7、分有效。连续运转几年来，催化剂床层压力降变化不大，直到2003年催化剂床层压降才迅速增加，并于2003年5月进行了催化剂第二次撇头，2001年10月的第一次撇头目的是为了检查催化剂状况，撇头中观察催化剂状况良好。 炉前混氢：原料油混氢后，采用一路与高温反应产物换热进加热炉的流程，方便操作，使换热器官程流速大于4m/s。换热器后的混氢原料油进入反应进料加热炉升温。炉管内流速达818m/s，呈环雾状态流动，由于炉管内流速快，停留时间短，有利于传热，同时也可延缓炉管内结焦。 反应进料加热炉：采用单排管、双面辐射箱式炉。热强度高（40000kcal/hm2），压力降小，由于采用畜热式多火嘴燃烧器，调节

8、炉温方便，传热均匀，炉管表面温度不易局部过热。炉管内流速高，流动状态好，传热效率（80%以上）高。 换热方案：为节能，在考虑反应系统换热方案时，应用aspen plus程序作了换热方案比较，合理安排高温位、热容量大与低温位、热容量小的物流的换热顺序，合理选择冷端温度，使热量最大限度的得到应用，使总的传热过程在较高的平均传热温差下进行，温度校正系数均0.8以上。获得较高的（平均9000kcal/m2）换热强度。其换热量占整个热负荷的80%以上。 实际生产过程中发现，分馏炉热负荷过小，而反应炉热负荷有余量，为此，通过技术改造，调整换热流程，停用分馏炉，进一步降低了装置能耗。1.2 原材料及产品性质

9、1.2.1 原料性质原料油性质如下：项 目催化柴油焦化柴油焦化汽油常三线柴油密度，g/cm3（20）0.91040.88780.75180.8613总硫，ppm74008314-1400094842000总氮，ppm8372049232-碱氮，ppm97.31050169-溴价，gbr/100ml30.22960-70-十六烷值（实测）2948-凝点-7-6-5实际胶质，mg/100ml208.441850.4-苯胺点，45.461.8-酸度，mgkoh/100ml6-100.14-10%残炭， %0.40-闪点 ，8077-80折光 n1.52501.47791.4427-运动粘度 ，mm2

10、/s-20 4.624.7-30 2.432.41-馏程astm-d86 ，ibp2081926025410%23421810528020%24323711330%255248119-50%27727412732570%299287141-80%313298148-90%331325159360ebp349341189375沉渣，mg/100ml17.416.2-胶质，mg/100ml-376-颜色，透光率-469m 前/后0/00/0-500m 前/后0/00/0-组成-饱和烃50.7-单芳19.8-双芳23.5-三芳6.01-芳烃指数（bmci值）-16.8- 工业氢性质 气体 组分重整氢

11、（v%）psa氢（v%）制氢氢（v%）h290.3799.599.9ch44.22o20.1co10ppmc2h63.00co+co210ppmco210ppmc3h81.48c3+c5100ppmch40.1i c4h100.22c10.3n20.1nc4h100.20h2s0.02ppmc5h120.05c6h140.46100100100平均分子量m4.732.072.071.2.2 产品的性质加氢装置的主要产品是粗汽油和柴油，通过调整分馏塔操作条件，可以灵活调整汽柴油切割点，从而调节柴汽比，以获取最佳经济效益。加氢粗汽油的干点可在155-190之间调整。下表以粗汽油干点165为例，列出

12、产品性质如下：馏分范围粗汽油柴油api62.128.7密度(20),g/cm30.7000.867s,ppm5501088n,ppm3.3225苯胺点,-52.3粘度,mm2/s40-3.4100-1.3折光,nd201.4031.489馏程(astmd-86),hk4916310%7020950%11027890%14634295%355kk165372分子量117210十六烷指数(d-976)-39.31.1.3辅助材料化学药剂、催化剂用量序号名称型号及规格年用量（t）一次装入量（t）备注1二硫化碳92缓蚀剂hs-14.8连续3多硫化钠24连续410-20%碱液1505保护剂rg-13.5

13、16催化剂rn-155.2527惰性填料291.3 物料平衡初建设计物料平衡表（年开工8000小时）项目物料名称重%公斤/时吨/日吨/年进料焦化汽油15.9911992.5287.895940焦化柴油36.2927217.5653.2217740催化柴油47.7235790.0859.0286320工业氢3.12324.855.79518598合计103.1773251855.8618600出料粗汽油19.6514740353.76117920柴油80.69605181452.432484144燃料气1.96146835.23211744损失0.8059914.3764792合计103.177

14、3251855.0618600 1.4 工艺流程说明 焦化汽、柴油、催化柴油和常三线柴油混合原料油自中间罐区g231g234通过罐区加氢原料泵p07、p08送入加氢装置后，首先经过轻柴油与原料油换热器（e3014）换热至65，如果低凝点柴油不开工，则不换热由换热器复线通过，然后依次经过自动反冲洗过滤器（sr3001/1-2）、原料油分水罐（v3001）滤去固体杂质并切出游离水后，送入原料油缓冲罐（v3002），再经原料泵（p3001/abc）升压至8.92mpa（a）；由供氢装置（重整、制氢、psa）来的混合工业氢进入工业氢压缩机入口缓冲罐（v3003），经工业氢压缩机（c3001/ab）升压

15、至8.83mpa（a），先与来自循环氢压缩机（c3002/ab）的循环氢混合，再和升压后的原料油混合，混氢后的原料油先后经换热器e3003/1-2（壳）、e3001/1-2（壳）与反应产物换热至245，进入原料加热炉（f3001）升温至293进加氢精制反应器（r3001）。在反应器中，混氢原料油在rn-1催化剂作用下，进行加氢脱硫、脱氮、脱氧、烯烃饱和及芳烃开环饱和等反应。反应产物自r3001底部流出，依次经与混氢原料油换热器e3001/1-2（管），分馏塔进料换热器e3002/1-2（管），e3003/1-2（管）分别和混氢原料油、分馏塔进料、混氢原料油三次换热后，温度降至150进入反应产物

16、空冷器（a3001/1-4）。为防止反应产物在冷却过程中析出铵盐而堵塞管道和设备，要通过高压注水泵（p3004/1-2）将软化水注在a3001/1-4的进口管线或e3001管程入口管线中，溶解洗涤铵盐类。反应产物自a-3001/1-4流出后，再经反应产物水冷器（e3005/1-2）冷至40，进入高压分离器（v3005）。 在高压分离器（v3005）中，经气、油、水三相分离后，含硫污水经减压后与低压分离器（v3006）分离出微量水一道送至装置外污水汽提装置处理；高分油经减压后进入低压分离器（v3006）中，分离出溶解在油气中的富气和微量水，高压分离器（v3005）顶部来的高分气，进入循环氢压缩机

17、入口缓冲罐（v3004）分液，再由循环氢压缩机（c3002）升压后，返回反应系统。低压分离器（v3006）分离出的富气送至制氢装置作为制氢原料气，低分油先经柴油产品与分馏塔进料换热器（e3004/1-2）与柴油产品换热，再经反应产物与分馏塔进料换热器（e3002/1-2）后，进入分馏塔进料加热炉（f3002）加热至245或经f3002付线进产品分馏塔（t3001）。 分馏塔塔顶油气经分馏塔顶空冷器（a3002/1-6）、分馏塔顶水冷器（e3006）冷凝冷却至40后，进入分馏塔顶回流罐（v3007）进行气、油、水三相分离。气相即分馏塔顶低压含硫气体送至制氢装置界区内的气体脱硫塔脱硫后送火炬系统；

18、水相经含硫污水泵（p3010/ab）升压后和高低分含硫污水一并送出装置；油相即粗汽油由粗汽油泵（p3003/1-2）抽出，部分打到分馏塔顶作为回流，部分粗汽油经过柴油产品与脱硫塔进料换热器（e3009）换热至80后进入脱硫塔。塔底出来的柴油馏分经柴油产品泵（p3002/1-2）送至产品与分馏塔进料换热器（e3004/1-2）换热后再经柴油产品与脱硫塔进料换热器（e3009）换热，然后再经产品与分馏塔进料换热器（e3004/3-4）换热后去产品空冷器（a3003/1-4），冷却至40出装置。脱硫塔顶油气经脱硫塔顶水冷器（e3012）冷凝冷却至40后，进入分馏塔顶回流罐（v3012）进行气、油相分

19、离。气相即脱硫塔顶低压含硫气体和分馏塔顶含硫气体一并送至制氢装置界区内的气体脱硫塔脱硫后送火炬系统；油相经轻石脑油泵（p3013/ab）抽出，部分打到脱硫塔顶作为回流，部分轻石脑油作为产品和重整轻石脑油一并送出装置；生产中，此流程可逆向使用，即重整轻石脑油由加氢轻石脑油外送线返回经脱硫塔回流线进塔，起到回流作用，回流泵间断开泵维持回流罐液位，轻石脑油全部压入塔底。塔底出来的石脑油馏分经石脑油产品泵（p3012/ab）送至石脑油冷却器（e3010），冷却至40出装置，作为乙烯原料出厂。 如开低凝点柴油塔，则自分馏塔（t3001）第19层塔盘抽出轻柴油馏分，依靠重力自流到轻柴油汽提塔，塔顶油气与汽

20、提蒸汽返回分馏塔第21层塔盘；塔底轻柴油馏分由轻柴油泵（p3016/ab）抽出经轻柴油与原料油换热器（e3014）换热后，再经过产品水冷器（e3007）冷却后送出装置。1.5 装置能耗初建设计装置能耗见下页表166设计进料量 60104 t/a序号项目年消耗量能耗指标能耗mj/a备注单位数量单位数量1电kwh/a15695800kwh/a12560.41971455262循环水t/a4008000kj/t4186.8167806943软化水t/a48000kj/t10467.55024404氮气nm3/a200160kj/nm316753352685蒸汽t/a15200kj/t33913085

21、15478816净化风nm3/a960000kj/nm31674.7216077317燃料气kg/a12122400kj/kg382004630756808能耗合计7309952229单位能耗91.37104kj/t(进料) 21.86千克标油/吨进料1.6 生产控制分析1.6.1油品分析频次样品名称分 析 频 次密度 kg/m3馏程 硫 ppm氮 ppm 碱氮 ppm溴价 gbr/100g凝点闪点氯ppm族组成加氢石脑油1次/天干点1次/4小时1次/天周一周一周一加氢原料油1次/天1次/天1次/天周一1次/天加氢柴油1次/天1次/天1次/天周二、五1次/8小时1.6.2 气体分析频次样品名称

22、纯度新氢1次/天循环氢1次/天2.装置的开工本规程适用于硫化态催化剂的开工，对于非硫化态催化剂的开工,需进行预硫化步骤，具体方案参见催化剂的使用与管理中的相关部分内容。2.1 开工前的准备2.1.1检查检修项目的施工质量及有无影响开工进程的工序。对新换管线贯通吹扫或冲洗、试压合格。2.1.2 检查炉子、反应器、塔、冷换设备、容器等是否完好。所需附件是否齐全，工艺管线，法兰、阀门等是否有缺陷，现场压力表，安全阀是否就位，盲板是否按开工要求拆装完毕。装置内的消防器材是否齐全2.1.3 彻底清扫现场，做到清理卫生无杂物。2.1.4 检查机泵的润滑油、冷却水、密封水系统是否畅通，检查电机的转向是否正确

23、。2.1.5 配合仪表调式装置的联锁和控制系统，现场仪表动作是否正常。2.1.6 联系电气检查设备电源，装置照明及仪表电等是否正常。2.1.7 联系好生产调度安排好原料油、原料气、氮气、水、电、汽、风等的供应工作，并引入装置。2.1.8 准备好肥皂水、洗瓶、便携式氢分析仪、粉笔及筒等气密工具。2.1.9联系质检中心做好开工分析项目的准备工作。2.1.10组织操作人员学习开工方案，并经考试合格。2.2临氢系统氮气置换、气密2.2.1气密阶段及合格标准：第一阶段 1.0mpa 压降0.02 mpa/h第二阶段 2.0mpa 压降0.02 mpa/h2.2.2气密流程及步骤：用低压氮气从v3003给

24、氮气，经工业氢压缩机一回一线向系统补氮气，在v3004出口再生氮气放空线放空，置换系统。采样分析系统氧含量小于1%后停止放空，开循环氢压缩机建立系统循环。 c3002出口 e3003（壳） e3001（壳） f3001 r3001 e3001（管） e3002（管） e3003（管） a3001 e3005 v3005 v3004 c3002入口以1.5mpa/h充压至1.0mpa，进行全面检查，对检修及拆加盲板部位进行重点检查，发现问题，及时处理。无明显泄漏后，进行稳压试验，压降小于0.02mpa/h为合格。 第一阶段气密合格后，将临氢系统压力以1.5mpa/h升至2.0mpa，同样方法试验

25、检查，完毕后进行稳压试验，压降小于0.02mpa/h为合格。第二阶段气密合格后，对临氢系统进行置换，使系统中氧含量0.5%后，等待进行氢气气密。2.3 催化剂干燥检修过程中如果反应器曾打开大盖，必须进行催化剂干燥。自烧焦放空线泄压至1.5mp，点反应加热炉（f3101）按下表进行升温干燥。系统压力mp床层温度升温速度/h时间h1.5升温至1202061.5120恒温21.51202001081.52002501541.5250恒温61.5150205注意事项： 催化剂干燥时，要经常在高分切水，。按照上表干燥程序进行升温干燥。干燥过程中以床层温度最高点温度为干燥温度，定时切放高分或低分水，称重并

26、做好记录。 催化剂干燥时，严格禁止氢气、瓦斯、各种油品等，串入反应系统。 干燥结束的标志是最后恒温阶段高分连续两次放不出水，确认系统不存水。 在升温前，投用a3001、e3005。2.4 氢气置换2.4.1催化剂干燥结束后，反应器床层温度降至150以下，加热炉火嘴全部熄灭，适情况点部分长明灯，系统压力降至0.05mpa。2.4.2同重整联系，将新氢引进装置，先到v3003，由一回一向系统供氢，自高分压控排入放空系统，置换30分钟后，关闭高分压控阀，系统充压到1.0mp，用hc3103控制高分压力1.0mpa。2.4.3采样分析，直至氢浓度80%、系统氧含量0.5%为合格。2.5 氢气气密2.5

27、.1反应系统氢气置换合格后，加热炉按规程点火升温，升温速度为2025/h，反应器床层升至140恒温。2.5.2高分压力控制pic3103启动并投自动，开始升压，多余气体出装置。升压速度为每5分钟升压0.1mpa，将系统压力分别升至1.0mpa，2.0mpa、4.0mpa进行氢气气密，每个压力段稳压8小时以上，压降小于0.02mpa/h为合格。注意： 反应器压力高于2.1mp时，床层温度严格控制135。 在氢气气密期间，反应器入口温度不能超过200，避免催化剂还原。2.5.3气密流程：氢气 v3003 c3001入 c3001出口 c3002出口 e3003（壳） e3001（壳） f3001

28、r3001 e3001（管） e3002（管） e3003（管） a3001 e3005 v3005 v3004 c3002入口2.6 装置引油，循环升温，调整操作，转入正常运行2.6.1 反应系统氢气气密后，维持催化剂床层温度180，高分压力4.05.0mpa并通过高分压控阀维持此压力。2.6.2 引中间罐区加氢原料油进装置，各部维持液位，自柴油退油线返回中间罐区，建立带罐大循环，同时反应温度逐渐升温至正常反应温度，视情况启动各空冷；分馏塔塔顶汽油送入脱硫塔，然后并入退油线送至加氢原料罐。2.6.3 调整操作，使各参数符合工艺指标，柴油产品闪点和硫含量合格后改去油品，石脑油干点合格后改去油品

29、。2.6.4 按工艺指标注缓蚀剂，装置转入正常运行。3. 装置的单元操作3.1 工艺原理及操作因素的影响3.1.1工艺原理 加氢精制的目的是除掉油品中的硫、氮、氧等杂质及金属杂质并使烯烃饱和，改善油品的使用性能。加氢精制过程是在临氢及一定的温度压力和催化剂的作用下，除烯烃饱和外，原料中的硫化物、氮化物、氧化物分别与氢气作用，生成h2s、nh3、h2o和相应的烃类，使存在于烃类的杂质变成易除去的气体，达到了精制的目的。加氢精制过程中，主要进行以下反应： 加氢脱硫反应加氢脱硫反应是加氢过程中最重要的化学反应，馏分油中含硫化合物的加氢脱硫反应主要是碳硫键、硫硫键的断裂反应。在催化剂和氢气的存在下，转

30、化成烃类产物和硫化氢，使硫脱除。在石油馏分中存在多种类型的硫化物。如：硫化物、多硫化物、硫醇、噻吩、苯并噻吩、二苯并噻吩等，其中大多数的直馏和裂化粗柴油中主要是后两种硫化物，加氢脱硫反应如下：硫醇加氢： 硫醚加氢：+ 二硫化物加氢： 噻吩加氢： 苯并噻吩加氢： 二苯并噻吩加氢： 对于多数含硫化合物来说,在相当大的温度和压力范围内,其脱硫反应的化学平衡常数都是相当大的，也就是说，在反应时可以达到很高的化学平衡转化率。但是这并不等于是在加氢过程中其脱硫率必然会很高，因为在平衡转化率很高时，只有当反应速率高时才有可能达到很高的脱硫率。或者说，在实际的加氢过程中，对大多数含硫化合物来说，决定脱硫率高低

31、的因素是反应速率而不是化学平衡。含硫化合物的加氢反应速率与其分子结构有密切的关系。不同类型的含硫化合物的加氢反应速率按以下顺序依次增大：噻吩四氢噻吩硫醚二硫化物硫醇 加氢脱氮反应生产实践已经表明，即使是痕量的氮化物，也往往会和某些硫化物、氧化物一起，对石油产品的各种性能产生较大的影响。原油中氮化物含量比硫化物要少，石油馏分中的含氮化物可分为三类： 非杂环氮化物脂肪胺及芳香胺类。 非碱性杂环氮化物吡啶、喹啉类型的碱性杂环化合物。 碱性杂环氮化物吡啶、茚及咔唑型的非碱性氮化物。 在加氢精制过程中，氮化物在氢作用下转化为nh和烃。几种含氮化物的氢解反应如下：胺类加氢：吡咯加氢： nn 吡啶加氢： n

32、 n 吲哚加氢：3 n nh2n喹啉加氢：22n nn nh2 由于c=n键的键能比c-n键的键能大的多，所以，含吡咯环和吡啶环的化合物在加氢脱氮反应中，一般是先进行加氢饱和然后进行氢解，加氢饱和反应的化学平衡是加氢脱氮反应速率的控制因素，提高反应压力可以提高中间产物的浓度，从而提高加氢脱氮反应速率。降低反应温度虽可增加化学平衡常数，但却降低了反应速率，因此，对加氢脱氮反应来说并不可取。实际上，在难以脱氮的含氮化合物进行反应时，常采用既提高氢压，有提高温度的办法。 加氢脱氧反应各种石油馏分中，氧化物的含量很少，氧化物难于进行加氢反应。环烷酸是石油馏分中经常遇到的含氧化物。各种含氧化合物的氢解反

33、应有：酚类： 环烷酸： 含氧化合物加氢脱氧反应的化学平衡常数较大，是强放热反应。 烯烃加氢反应裂化石油产品中，含有大量的烯烃，烯烃的加氢速度很快，常温下即可进行。二烯烃的加氢速度比单烯烃更快，低压和较低的温度即可进行，因此烯烃的饱和不需要很高的反应温度。烯烃加氢反应如下： 芳烃和稠环芳烃的加氢反应芳烃和稠环芳烃的加氢反应如下：苯加氢： 萘加氢： 上述反应在300500，压力30.0mpa（绝）以下，提高反应温度，平衡向芳烃和稠环芳烃方向移动，提高压力对反应有利。总之环数、烷基链数越多，芳烃和环芳烃的稳定性越高。加氢反应过程中，除上述反应外，尚有脱金属聚合反应进行，金属有机化合物发生氢解，生成的

34、金属都沉积在催化剂表面上，造成催化剂减活，并导致床层压降升高。聚合反应结果，形成了催化剂上的碳沉积；一定温度下，采用较高氢分压将会降低这类中间产物的浓度；从而减少焦炭的生成，温度的升高有利于中间产物焦炭的增加，因此温度愈高、原料油中稠环分子浓度愈高，焦炭的生成也就愈多。在加氢精制过程中，上述各类反应的难易程度或反应速率是有差异的。一般情况下，上述各类反应的反应速率按大小排序如下：脱金属二烯烃饱和脱硫脱氧单烯烃饱和脱氮芳烃饱和实际上，各类化合物中的各种化合物由于结构不同其反应活性仍有相当大的差别，例如：对于硫化物而言，硫醇比硫醚易于加氢，环状硫化物比链状硫化物易于加氢，同类硫化物分子量愈小愈容易

35、加氢；对于烯烃加氢而言，分子量愈小愈容易加氢，正构烯烃比异构烯烃易于加氢。上述反应规律一般都是用单体模型化合物进行研究得出得结果，而实际上在石油馏分中这些烃类和非烃类化合物是同时存在的。在这样复杂的混合物中，各类化合物的加氢反应是互相影响的，有的是促进有的是抑制，这就需要对不同组成的混合物体系分别考察。例如，研究发现碱性含氮化合物（如喹啉等）的存在会显著抑制含硫化合物（如噻吩等）的加氢脱硫反应；而含硫化合物加氢后生成的h2s则会促进c-n键的氢解。加氢反应过程需要消耗氢气。使溴价降低一个单位，耗氢量约增加1.031.42m3/m3进料，产品中硫每下降1%，耗氢量的增加约为8.917.9m3/m

36、3进料。加氢反应过程是放热反应：溴价每下降一个单位，放出反应热为1.94kcal/kg进料，硫每下降1%，放出热量为3.88kcal/kg进料，焦化柴油的反应热约为70100kcal/kg产物。3.1.2 操作因素对加氢反应过程的影响 温度加氢反应是放热反应，提高温度对加氢反应化学平衡是不利的，但有利于脱氢和裂化反应。在一定温度范围内，提高温度可以加快反应速度。对于不同的原料、不同的催化剂反应活化能不同，提高温度反应速度的提高也不同，活化能越高，提温时反应速度提高越快。同时，随着运转时间的延续，催化剂活性下降，也需提高温度予以补偿，但是温度过高，超过416，易产生过多的裂化反应，增加催化剂积炭

37、，产品液收率低，甚至会影响产品中的烯烃含量。较低的温度从化学平衡的角度来看是有利的，但温度低，反应速度慢，如温度太低，由于反应速度太慢，而失去经济意义。通常，脱硫反应在260开始进行，超过370，反应速度上升很小；脱金属反应超过316，金属几乎可以全部脱除，低于此温度只能部分脱除；双烯、单烯分别于115、260开始进行反应，但温度高于427，则不利于烯烃加氢，生成油烯烃含量不仅不下降，而且开始上升；脱氮、脱氧反应要求温度比脱硫和烯烃饱和反应要高，温度越高，反应速度越快。在实际生成过程中，反应温度应为反应器三个床层的平均温度，为保证加氢精制的深度，反应器床层温度应控制在300360范围内，由于反

38、应有温升，一般入口温度以控制280330为宜。 压力在加氢过程中，反应压力是指氢分压。加氢装置的氢分压决定于操作压力、氢油比、循环氢浓度以及原料汽化率。由于加氢反应是体积缩小反应，提高压力，有利于加氢反应的进行，反应压力对脱氮影响最大，如以脱氮为主要目的时，应维持在较高的压力下操作，提高压力还可以减少缩合和迭合反应，并改善碳平衡向着有利于减少积炭方向进行。提高反应压力不仅改善了反应深度和减少催化剂结焦，而且反应速度将随着氢分压上升而上升，在催化剂组成数量一定的条件下，反应是遵守“质量作用定律”，即加氢反应速度与浓度成正比关系。由于气体的可压缩性，在设备一定的条件下，如维持氢油比不变，提高反应压

39、力还可提高装置处理能力。但是高的反应压力也有不利的一面过高的反应压力会使反应物出现液相从而使催化剂表面与气相反应物的接触受到抑制，使反应速度降低，使催化剂选择性变差，因而造成液收率下降，耗氢增加，氢纯度降低，过高的压力会增加设备投资和操作费用，同时对设备制造也带来一定的困难。在生产过程中，加氢精制反应压力一般维持在1.615.0mpa，焦化柴油加氢精制在2.5mpa时，氮化物的加氢精制速度较低，必须在6.0mpa以上的氢分压才有足够的加氢深度。提高氢分压对加氢过程是有利的，提高氢分压的方法有： 在设备允许的条件下，提高总压； 提高循环氢纯度，如循环氢进行洗涤，降低反应产物冷后温度； 增加新氢用

40、量和纯度。在操作压力不变，通过提高氢油比来提高氢分压会使原料油气相分压降低，因而反应速度下降。 空速在催化反应过程中，反应是在催化剂活性中心进行，如果把油分子在催化剂活性中心上所消耗的时间作为反应时间，而不考虑油分子在催化剂孔隙内或在催化剂粒外部液膜所消耗的时间，那么一个分子在催化剂活性中心消耗的平均时间与催化剂藏量对进料速度之比成比例，或者，换句话说这个时间与空速的倒数成正比，所以空速倒数是反应时间的正确度量。空速的单位h-1，分体积空速和重量空速，通常使用体积空速。加氢的空速较小，因为反应速度主要由催化剂表面反应来控制，加大空速会导致反应速度下降，此时需提高反应温度来予以补偿，低空速可以得

41、到较好的效果，但会促进加氢裂化反应，增加耗氢和催化剂积炭，在催化剂数量不变时，也意味着降低了装置的处理能力。 氢油比加氢氢油比起着保护催化剂的作用，大量的氢气通过反应器可以把反应的生成热带走，保证反应器内温度均衡，同时由于加氢是滴流法加氢，大量的氢气与原料混合，使原料通过催化剂床层时，分布更均匀。提高氢油比的方法： 提高压力 增加压缩机排量 提高氢油比，有利于加氢反应，因为氢气与原料的分子比增加了，反应原料分子浓度增加，则有利于反应向生成物方向进行，既提高了产品质量，又减少了催化剂结焦，但是氢油比过大，原料与催化剂接触时间缩短，反过来又不利于加氢反应，加氢深度下降，系统压降也增加，这对于生产过

42、程是不利的，因此，加氢氢油比的选择要适当，要考虑综合因素。3.2 工艺指标：项 目单 位设计指标改造后指标备 注总 进 料 量t/h75100反应器入口总压mpa7.85反应器入口氢分压mpa6.27平均反应温度339.5反应器入口温度293300一床层出口温度347二床层入口温度323二床层出口温度353三床层入口温度342反应器出口温度355总 冷 氢 量nm3/h25620一、二床层间冷氢量nm3/h17500二、三床层间冷氢量nm3/h8120体 积 空 速h-11.5反应器入口氢油比nm3/m3400高分操作压力mpa7.4高分操作温度40低分操作压力mpa0.73低分操作温度40分

43、馏塔塔顶温度138灵活调整分馏塔塔顶压力mpa0.157灵活调整分馏塔塔底温度199灵活调整分馏塔塔底压力mpa0.186灵活调整汽提蒸汽量t/h1500灵活调整分馏塔进料温度245灵活调整注:改造后指标数据选取2003年生产数据分馏塔操作条件根据粗汽油干点调整及原料组成变化而改变实际生产中分馏塔控制汽油干点和柴油闪点，操作条件放开。此表仅列出分馏操作典型数据。3.3产品质量的控制3.3.1柴油闪点 柴油闪点不合格的原因分馏塔进料温度低；分馏塔塔底温度低；分馏塔塔顶温度低，塔顶回流量大；分馏塔塔底液位波动； 分馏塔进料组成变化或带水；分馏塔塔底汽提蒸汽量小或带水；分馏塔压力高；塔顶回流带水；采

44、样及分析误差。 调节方法适当提高分馏塔进料温度；提高进料温度或塔顶温度以提高塔底温度；适当减小塔顶回流量，提高塔顶温度；稳定分馏塔塔底液位；查明分馏塔进料组成变化的原因作相应调节，如带水，加强低分脱水；加大塔底汽提蒸汽量或蒸汽脱水；稳定分馏塔压力使符合操作指标；加强塔顶回流罐脱水。3.3.2 柴油酸度 柴油酸度不合格的原因 加氢反应温度低；反应压力低；低分压力高；分馏塔压力高；塔底温度低；分馏塔进料温度低；汽提蒸汽量小；分馏塔进料组成变化或带水；e3004内漏；采样及分析误差。 调节方法在允许的条件下适当提高加氢反应温度； 适当提高反应压力至操作指标允许的范围内；适当降低低分压力 ；适当降低分

45、馏塔压力 ；提高塔顶温度或进料温度以提高塔底温度； 提高分馏塔进料温度 ；加大汽提蒸汽量 ；查明分馏塔进料组成变化或带水原因，加强高低分脱水；e3004内漏时提高管程介质压力或停工检修。3.3.3 粗汽油干点粗汽油干点不合格的原因分馏塔进料温度波动；分馏塔塔底温度波动；分馏塔塔顶温度波动；分馏塔塔底液位波动；分馏塔进料组成变化或带水；分馏塔压力波动；采样及分析误差。 调节方法稳定分馏塔进料温度；降低分馏塔塔底温度；适当调整稳定分馏塔塔顶温度；稳定分馏塔塔底液位；查明分馏塔进料组成的原因，适当调整操作温度，加强高低分脱水； 降低分馏塔压力。3.4 原料处理单元操作3.4.1 自动反冲洗过滤器sr

46、3001的使用自动反冲洗过滤器sr3001的型号为zl-45b，由多个滤筒组成，每个滤筒内装有滤芯，每一滤芯具有3根滤管，滤管由竖向骨架和在其外侧螺旋焊接的楔形丝构成，型丝之间的微小缝隙形成滤管的楔形丝构成，型丝之间的微小缝隙形成滤管的楔形滤过滤面，有利于反冲洗。滤筒上部与出料总管相连，下部通过气动三通球阀与进料总管及反冲洗排污管相连。过滤器设有全气动反冲洗控制器一台，控制器箱面上设有工作状态按钮、手动程控按钮以及各滤筒的反冲洗动作显示器。 过滤器投运后，随着滤芯上截留的聚集物增多，进、出料总管之间的压差逐渐增大，当此压差达到某一设定值时，差压控制器电路接通并打开信号气路上的电磁阀，反冲洗气动信号进入控制器，控制器指令三通球阀按设定程序往复转动，过滤器即开始对各个过滤筒进行逐一反冲洗，反冲洗时的流程状态 （如其中1号滤筒在反冲洗中，其余滤筒仍处于过滤工作状态），在本过滤器中，冲洗介质为经过过滤的物料。反冲洗物料自上而下、自内而外穿越滤管，夹带着被洗脱的颗粒经三通阀排入反洗排放管，然后排进污油罐。 投运前的准备工作：检查物料进、出线路、空气线路以及电气线路的安装是否与设计相符。对于多台过滤器并联使用的场合，检查各台之间的信号传递线路是否与设计相符。用扳手扳动过滤器下部三通球阀，检查