汽柴油加氢工艺说明书-OK课件

1、 安徽华东化工医药工程有限责任公司说 明 书 项目号1141D255文表号GY-00/S2顾客要求设计阶段详细设计第 29 页 共 29 页 编 制： 校 对： 审 核： 目 录第1节 概述3第2节 生产流程简述5第3节 原料及产品的主要技术规格10第4节 装置物料平衡12第5节 装置消耗指标及能耗13第6节 生产控制分析21第7节 环境保护23第8节 职业安全卫生25第9节 装置定员编制27第10节 装置对外协作关系28附录29第1节 概述1.1 设计依据（1） 2011年8月，安徽华东化工医药工程有限责任公司与河北鑫海化工有限公司签订的工程设计合同。（2） 河北鑫海化工有限公司提供的设计基

2、础资料。（3） 其它传真、记录等。1.2 设计原则（1） 采用国内外先进、成熟、稳妥可靠的工艺技术及设备，实现装置“安、稳、长、满、优”安全生产。（2） 充分依托现有的公用工程及辅助设施，最大限度地节约工程投资。（3） 严格执行环境保护法，采用环境友好的工艺技术方案，采取切实有效的 “三废” 治理措施，减少环境污染。（4） 贯彻“安全第一，预防为主”的方针，确保改造装置符合安全卫生要求。1.3 设计范围装置由反应部分（包括新氢压缩机、循环氢压缩机）、分馏部分、界区内公用工程部分组成。装置设计包括控制系统和变配电系统的设计，不包括控制室和变配电间的结构设计。1.4 装置概况1.4.1 装置规模及

3、组成装置设计规模：80万吨/年，操作弹性为60%-120%，实际操作为86.3万吨/年。年开工时数：8000小时装置组成：反应部分（含循环氢脱硫）、分馏部分、公用工程部分1.4.2 生产方案本加氢精制单元采用高性能加氢精制催化剂，以焦化汽油、焦化柴油、直馏柴油的混合油为原料，经过催化加氢反应进行脱硫、脱氮、烯烃饱和及部分芳烃饱和，生产精制汽油和柴油，汽油、柴油产品硫含量、氧化安定性、色度、杂质等主要指标满足国标（GB252-2000）柴油规格要求。1.4.3 工艺流程特点1、原料油过滤为了防止反应器因进料中的固体颗粒堵塞导致压降过大而造成的非正常停工，在装置内设置自动反冲洗过滤器，脱除原料油中

4、大于25m的固体颗粒。2、原料油惰性气体保护因为原料油与空气接触会生成聚合物和胶质，为有效防止结垢，原料油缓冲罐用氮气或其它不含氧和硫的气体进行气封，本装置采用燃料气气封。3、高压空冷器前注水加氢过程中生成的H2S、NH3，在一定温度下会生成NH4HS结晶，沉积在空冷器管束中，引起系统压降增大。因此在反应流出物进入空冷器前注入脱盐水来溶解铵盐，避免铵盐结晶析出。4、采用双壳程换热器，提高换热效率，减少换热面积，节省投资。5、能量回收好。从工艺流程的优化、高效换热设备的应用、新型内构件的设计技术应用等各方面综合考虑，降低装置的能耗。6、采用原料油与氢气混合再换热的炉前混氢方案，提高换热器效率和减

5、缓结焦程度。7、采用板焊结构热壁反应器。反应器内件包括入口扩散器、分配盘、冷氢箱、出口收集器等，使进入反应器中催化剂床层的物流分布均匀，催化剂床层的径向温差小。8、反应器入口温度通过调节加热炉燃料来控制，床层入口温度通过调节急冷氢量来控制。9、分馏部分采用双塔汽提方案。10、脱硫化氢汽提塔塔顶设注缓蚀剂设施，以减轻塔顶馏出物中硫化氢对汽提塔顶系统的腐蚀。11、催化剂按器外再生考虑。12、在原料油中注阻垢剂，降低原料油尤其是焦化柴油的结垢程度。13、设置循环氢脱硫设施，以此降低反应系统中硫化氢的分压，有利于提高汽柴油的脱硫率。第2节 生产流程简述2.1 生产流程简述2.1.1反应部分焦化柴油、焦

6、化汽油、常一常二线油组成的混合原料油自装置外来，原料油缓冲罐(V4001)液面控制下，通过原料油过滤器(FI4001A,B)进行过滤，除去原料中大于25m的颗粒。过滤后的原料油进入原料油缓冲罐，然后经加氢进料泵(P4001A,B)升压后，在流量控制下，与混合氢混合作为反应进料，依次与反应流出物经两个台位的反应流出物/反应进料换热器（E4003A,B和E4001）换热后，进入反应进料加热炉（F4001）加热至反应所需温度，再进入加氢精制反应器（R4001），在催化剂作用下进行脱硫、脱氮、烯烃饱和、芳烃饱和等反应。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R4001的反应流出物，经反

7、应流出物/反应进料换热器（E4001、E4003A,B）、反应流出物/分馏塔进料换热器（E4002）依次与热反应进料、分馏塔进料、冷反应进料换热，然后经反应流出物空冷器（A4001AD）冷却至45进入高压分离器（V4002）。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（P4002A,B）将脱盐水注至高压空冷器A4001AD上游侧的管道中。冷却后的反应流出物在高压分离器（V4002）中进行油、气、水三相分离。高分气(循环氢)进入循环氢脱硫塔入口分液罐（V4018），后再进入循环氢脱硫塔（T4003），经贫胺液吸收脱除其中多数的硫化氢后进入循环氢压缩机入口缓冲罐（V4017），后再进入循

8、环氢压缩机（C4001A,B）升压至9.8MPa（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（C4002A,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V4002底部排出，至装置外酸性水汽提装置处理。高分油相在液位控制下经调节阀减压后进入低压分离器(V4003)。V4003闪蒸出的低分气至分馏部分与脱硫化氢汽提塔顶气、富液闪蒸罐（V4020）的酸性气合并作为副产品干气送出装置。自装置外来的贫溶剂经贫胺液加热器E4008换热至55进入循环氢脱硫塔贫液缓冲罐V4019缓冲后经循环氢脱硫塔贫液泵P4012A、B升压后进入循环氢脱硫塔T4003； T4003底

9、富液经减压后送入富液闪蒸罐V4020进行气、液闪蒸，富液罐顶气与塔顶气混合后送入装置外处理，富液送入装置外处理。由于贫、富液中均含有H2S，因此装置内所有含贫液、富液的排凝、放空应密闭放至地下溶剂罐或火炬系统后密闭送出装置。低分油经柴油/低分油换热器（E4006AD）与柴油产品换热后，进入脱硫化氢汽提塔（T4001）。新氢经新氢压缩机入口分液罐（V4006）分液后进入C4002A,B，经两级升压至9.8MPa（G）与C4001A,B出口的循环氢混合。2.1.2 分馏部分从反应部分来的低分油经柴油/低分油换热器（E4006AD）与精制柴油换热到205左右后进入脱硫化氢汽提塔（T4001），塔底通

10、入汽提蒸汽，塔顶油气经汽提塔顶空冷器（A4002AD）、汽提塔顶后冷器（E4007）冷凝冷却至40，进入汽提塔顶回流罐（V4004）进行气、油、水三相分离。闪蒸出的气体与低分气合并作为加氢干气送至装置外；含硫含氨污水与高分污水一起送出装置；油相经脱硫化氢汽提塔顶回流泵（P4003A,B）升压后全部作为塔顶回流。为了抑制硫化氢对塔顶管道和冷换设备的腐蚀，在塔顶管道注入缓蚀剂。脱硫化氢汽提塔底油先经过E4002与反应流出物换热至232进入产品分馏塔（T4002），T4002设有29层浮阀塔盘，塔底设重沸炉泵（P4041A,B）强制循环经过重沸炉（F4002）加热，塔顶油气经产品分馏塔顶空冷器（A4

11、003AD）、产品分馏塔顶后冷器（E4005）冷凝冷却至40后进入产品分馏塔塔顶回流罐（V4005），回流罐压力通过燃料气分程控制。回流罐液相经产品分馏塔塔顶回流泵（P4004A,B）升压后，一部分作为分馏塔的回流，另一部分作为汽油产品出装置。V4005分水包排出的含油污水通过地漏至装置污水管网。产品分馏塔底油经柴油泵（P4005A,B）升压后先经E4006AD换热，后经柴油空冷器（A4004AD）冷却至50后送出装置。2.1.3 催化剂预硫化流程为了使催化剂具有活性，新鲜的或再生后的催化剂在使用前均需进行活化-预硫化。本设计采用液相硫化方法，硫化剂为二甲基二硫醚（DMDS）。催化剂硫化前先用

12、抽装硫化剂气动泵把DMDS抽入硫化剂罐（V4010）中。硫化时，系统内氢气经循环氢压缩机（C4001A,B）按正常操作路线进行循环。DMDS自V4010来，混入加氢进料泵（P4001A,B）入口，经高压换热器（E4003A,B、E4001）进入反应进料加热炉（F4001），按催化剂预硫化升温曲线的要求升温，对反应器R4001中催化剂床层进行预硫化。自R4001来的流出物经E4001、E4002、E4003A,B、A4001AD冷却后进入高压分离器V4002进行分离，高分气体循环经V4018、T4003、V4017至压缩机C4001A,B，催化剂预硫化过程中产生的水从V4002底部间断排出。硫化

13、时贫胺液不得进入T4003。2.1.4 催化剂再生流程为了恢复使用过的催化剂活性，催化剂需要再生，本装置催化剂再生按器外再生方式考虑。2.1.5 开工、停工条件开工时，开工油从罐区来，经原料油过滤器（FI4001）、原料油缓冲罐（V4001）、加氢进料泵（P4001A,B）进入系统，待高分、低分建立液位后，反应部分建立循环。反应部分催化剂预硫化的同时，开工油引至E4006AD向分馏部分进油，待脱硫化氢汽提塔、产品分馏塔建立液位后，分馏部分可以建立循环，以缩短开工时间。停工时，原料油缓冲罐（V4001）中油经退油管线去不合格油线出装置。反应部分油从低压分离器（V4003）经不合格油线出装置。分馏

14、部分油品经产品线或不合格油线出装置。2.2 装置的主要操作条件装置的主要操作条件见表2-1。表2-1 装置的主要操作条件序 号项 目运转初期运转末期1原料油 kg/h1078752主催化剂体积空速 h-11.53氢油比500:14平均反应温度（WABT） 3503755加氢反应器入口温度 310340出口温度 370390总温升 6060入口压力 MPa(G)8.96高压分离器温度 45压力 MPa(G)8.147低压分离器温度 45压力 MPa(G)1.48循环氢压缩机入口温度 45入口压力 MPa(G)8.10出口压力 MPa(G)9.8循环氢量 m3n/h70206702109新氢压缩机

15、入口温度 40入口压力 MPa(G)2.4出口压力 MPa(G)9.8新氢量 m3n/h135041350410脱硫化氢汽提塔进料温度 -205塔顶压力 MPa(G)0.711产品分馏塔进料温度 232塔顶温度 -151塔顶压力 MPa(G)0.15塔底温度 -29612循环氢脱硫塔进料温度 4545塔顶压力 MPa(G)8.108.102.3 催化剂性质及组成：催化剂的性质及组成见表2-2。表2-2 催化剂的性质及组成名称指标CK-2催化剂LYT704GLYT704ALYT-704外观浅黄色三叶草条浅黄色三叶草条浅黄色拉西环浅黄色小球尺寸，mm1.22-82.5-3.02-84-53-5比表

16、面积(m2/g)1602401005孔容(ml/g)0.300.500.450.02平均压碎强度（N/cm密度（g/ml）0.75-0.850.60-0.700.55-0.601.30-1.40MoO3%(m/m)21.0-23.06.0-8.03.5-4.00.80-1.20NiO%(m/m)3.8-4.20.5-1.00.25-0.35注：用户可以根据反应要求选择其他类型的催化剂。第3节 原料及产品的主要技术规格3.1 原料油性质：装置加工的原料油为焦化柴油、焦化汽油、常一常二线油的混合油，具体性质见下表3-1。表3-1 原料油组成及性质表原料名称焦化汽油焦化柴油

17、常一线常二线处理量，万吨/年19.1840.8212.314混合比例/w%22.2347.3014.2516.22密度(20)/（g/cm3）0.74470.87210.830.86硫含量/w%0.81.50.4氮含量/（mg/g）80020001200十六烷值-45馏程(ASTM D86)/初馏点5221015422210%8723619127930%11326421429050%13429224530070%15431925731190%17635326632695%186362277339终馏点1953652873523.2 原料进装置边界条件：原料油进装置边界条件为：温度50，压力0.

18、5MPa(G)。所需氢气由新建制氢装置提供，边界条件为：温度40，压力2.4MPa(G)，组成见表3-2。表3-2 新氢组成组分H2CH4CO+CO2V%99.90.1 20ppm3.3 产品性质预期精制柴油主要性质见表3-3：表3-3 产品主要性质馏分，石脑油柴油密度(20)，g/cm30.74830.8458馏程，：IBP7420110%9523330%10626550%11728670%13130690%15133595%159344FBP175357硫含量，mg/g5060）选用适当的保温材料作隔热处理，在生产中可能引起操作人员烫伤的高温设备，采取隔热保护措施。（3）设置移动式小型灭火

19、设备。包括推车式泡沫灭火器，手提式干粉灭火器以及移动式泡沫箱。（4）新建装置内的建构筑物及大型框架设备采取相应的抗震、防雷、防静电措施。（5）新建装置的平面布置严格执行防火规范要求。将反应器、加热炉等危险性较大设备集中布置，加热炉位于全年最小风频的下风向，装置周围设有环形消防通道。建筑物间距离，符合防火及通风、采光有关规定。装置内设置检修及消防通道，保证消防车和急救车能顺利通往可能出现事故的地方。8.3 设计中采取的主要卫生措施（1）减少有毒物质的使用、排放。设计中采用低毒催化剂、硫化剂。（2）防止有毒物质泄漏措施在管线和设备连接处选用适当垫片，加强密封。防止有毒物质泄漏。在DMDS贮存设备周围设置围堰，相应操作岗位设置事故冲洗设施。（3）在催化剂装卸及其他有毒作业岗位配备防毒面具等劳动防护用品。（4）大型机泵、新氢压缩机等主要噪声源选用低噪声系列产品，在高噪声岗位设隔声间。该生产单元虽属甲A类生产装置，工作介质有易燃、易爆气体，但生产操作中均在密闭的管道和设备中，加上采用先进控制监测报警与自然通风、强制通风相结合的措施，可有效地消除装置内易燃、易爆物质的危险性以及对职工健康伤害的可能性。装置的平面布置设计是严格执行有关规定设计的，并配备有足够的消防和监测手段，只要操作人员严格执行操作规程和防火规定，加强设备循检和维护，可以保证安全生产。因此，采取上述消除和减少危害