万吨年柴油加氢操作规程

1、240万吨/年柴油加氢精制装置操作规程延长石油YANCHANG PETROLEUM陕西延长石油（集团）有限责任公司延安石油化工厂目录第一章装置概况第一节 装置简介我国从 2000 年开始执行轻柴油质量标准，其中硫含量不高于2000ppm， 2003 年颁布了车用柴油推荐标准，对硫含量进一步降低至500Ppm以下，2008年1月1日北京车用柴油硫含量要求已降低到 50ppm。 2013年6月30日全国执行国田车用柴油标准，车用柴油硫含量要求降低 到350ppm。欧美及日本的车用柴油硫含量目前已降低到50ppm,欧洲部分国家或地区甚至已降到10ppm,预计 十二五”末，国IV车用柴油硫含量 将降到

2、50ppm （北京地区已于2008年1月1日在全国率先执行柴油硫含 量 50ppm 的标准）。低硫、超低硫是未来车用柴油的发展趋势，同时须适当提高柴油的十六烷值，才能逐步与欧美国家的先进标准接轨。陕西延长石油（集团） 有限责任公司炼化公司延安炼油厂目前原油加工能力 800 万吨/年，延安炼油厂目前常三线柴油与催化柴油总量为万吨/年，按照现有柴油加氢装置设计加工量，能够加工140 万吨/年。为了适应柴油产品质量升级与产能的需要，需新建一套240 万吨/年直馏柴油加氢及配套工程装置，部分常三线柴油与常一、二线柴油一起混合到新建柴油加氢装置，以2 万标立方米/小时制氢装置所产氢气为氢源。新建柴油加氢

3、装置加工量为万吨/年，按照公称240 万吨/年规模进行设计，实现效益最大化。240 万吨/年柴油加氢装置主要目的产品为加氢柴油，同时副产少量石脑油和气体。精制柴油能满足国V柴油性质要求，在50c左右送至装置外调和站作为调和组分；石脑油送至重整预加氢装置罐区；轻烃送至140 万吨/年柴油加氢装置进一步处理；富气、低分气送至联合三车间进行干气脱硫后，进入燃料气管网系统。本装置主要由反应部分、分馏部分和公用工程部分三个部分组成。第二节 工艺流程说明1.2.1、 反应部分原料油自装置外来进入原料缓冲罐（D101）,经原料油升压泵（P101） 升压后，进入自动反冲洗过滤器（SR-101）,滤后油与柴油产

4、品/原料油 换热器（E-203A/B/C）换热升温后进入滤后原料缓冲罐（D-102）,再由 反应进料泵（P-102A/B）抽出升压后与混氢混合，先与反应产物/混氢油 换热器（E-102A/B/C）进行换热，再经反应进料加热炉 （F-101）加热至要 求温度；循环氢与新氢混合与热高分气/混氢换热器（E-103）换热升温后 分成两路，一路与原料油混合后换热进入反应进料加热炉（F-101）,另一路与反应产物/混氢换热器（E-101）进一步换热后与反应进料加热炉出 口的混氢油混合，自上而下流经加氢精制反应器（R-101）。在反应器中，原料油和氢气在催化剂的作用下，进行加氢脱硫、脱氮、 烯烃饱和、改质、

5、异构降凝等反应。从加氢精制反应器（R-101）出来的反应产物分别与反应产物/混氢换热器（E-101）、反应产物/混氢油换热器（E-102A/B/C）换热后，进入热 高压分离器（D-103）进行气液分离，热高分气与热高分气/混氢换热器（E-103）换热并经热高分气空冷（A-101）冷却后进入冷高压分离器（D-105）,在冷高压分离器中进行气、油、水三相分离。为防止反应生成的铵盐在低温下结晶堵塞热高分气空冷器管束，在热高分气空冷器前注入除盐水以洗去铵盐。冷高压分离器顶出来的气体至循环氢压缩机，重新升压后与经压缩后的新氢混合，返回反应系统，冷高压分离器油相送至冷低压分离器（D-106）进行再次分离。

6、热高分油经液力透平后进入热低压 分离器（D-104）进一步闪蒸，热低分气经过热低分气空冷器（A-102）冷凝 后与冷高分油一起进入冷低压分离器（D-106）,冷低分油与热低分油一 起进入硫化氢汽提塔（C-201）。从冷高压分离器及冷低压分离器底部出来的含硫含铵污水经减压后，送出装置外处理。冷低分气送至装置外处理。1.2.2、 分馏部分硫化氢汽提塔（C-201）顶分离出含有硫化氢气体经硫化氢汽提塔顶 空冷器（A-201）、硫化氢汽提塔顶后冷器（E-201）冷却后，进入硫化氢 汽提塔顶回流罐（D-201）,罐顶的干气，送至装置外脱硫。塔底油与产 品柴油/分馏塔进料换热器（E-205A/B/C/D

7、）换热后进入产品分馏塔（C-202）。产品分储塔采用重沸炉（F-201）汽提，塔顶的石脑油经空冷 器（A-202）冷却至40c后，进入塔顶回流罐（D-202）。回流罐油经回 流泵升压后其中一部分作为塔顶回流，另一部分经过石脑油冷却器（E-202）冷却后作为合格石脑油送出装置外。从塔底出来的精制柴油产品，由精制柴油泵（P-203A/B）抽出，先与产品柴油/分储塔进料换热器 （E-205A/B/C/D）换热后，与柴油蒸汽发生器（E-204）发生（g）蒸汽,再与柴油产品/原料油换热器（ E-203A/B/C） 换热， 最后经空冷器（ A-203）冷却到50C,作为产品送出装置第三节工艺参数和设计指标

8、1.3.1 装置名称240万吨/年柴油加氢装置1.3.2 装置规模装置设计规模：240万吨/年年开工时数： 8000小时操作弹性：60%-110%1.3.3 原料油性质及氢气组成该装置以延炼生产的直储柴油为原料油，原料油性质及数量见表1表1原料油性质原料油混合直储柴油加工量，万吨/年密度，g/cm3硫含量，wt%<氮含量，ppm<凝点，C-7十六烷指数(ASTM D 4737-96a)储程，C初储点16810%/30%197/22750%/70%248/28090%/95%335/337终储点370注：常一：常二：常三=:氢气本装置所需补充氢来自制氢装置。补充氢组成如下:表补充氢组

9、成组成H2C1CO+CO22MOL%<20ppm1.3.4产品质量要求石脑油产品作为产品销售或调和汽油，加氢精制柴油质量达到国4或国5标准。调和柴油产品方案按照 5#-10#生产。1.3.5主要操作条件1.3.5.1 FRIPP根据设计加工原料油性质和对产品质量的要求，分别推荐装置初末期操作条件、产品分布和产品性质，分别见下表2至表7表2主要工艺条件（初期）反应器R1原料油混合柴油反应器入口总压/MPa反应器入口氢油体积比400:1催化剂FZC保护剂及FHUDS-6精11齐/FC-20异构降凝剂/FHUDS-6精制齐J体积空速/h-1总体积空速/h-1平均反应温度/C364表3主要工艺条

10、件（末期）反应器R1原料油混合柴油反应器入口总压/MPa反应器入口氢油体积比400:1催化剂FZC保护剂及FHUDS-6精市1剂/FC-20异构降凝剂/FHUDS-6精制剂体积空速/h-1总体积空速/h-1平均反应温度/C381表4反应条件及温度分布（初期）反应器R1催化剂FZC/FHUDS-6 FHUDS-6 FC-20 /FHUDS-6床层123入口温度，C345360370出口温度，C362372376床层温升，C17126总温升，C35平均反应温度，C364总体积空速，h-1反应器入口总压/MPa反应器入口氢油体积比400:1床层冷氢量，kNm3/h反应器最大压降，MPa>表5反

11、应条件及温度分布（末期）反应器R1催化剂FZC/FHUDS-6 FHUDS-6 FC-20/FHUDS-6床层123入口温度，C365375385出口温度，C378390393床层温升，C13158总温升，C36平均反应温度，C381总体积空速，h-1反应器入口总压/MPa反应器入口氢油体积比400:1床层冷氢量，kNm3/h反应器最大压降，MPa>表6物料平衡数据，m%项目初期末期H2sNH3CiC2C3iC4nC4<180 C石脑油>180 C精制柴油C5+液收，m%化学氢耗，m%表7产品主要性质项目加氢后脑油加氢柴油密度(20 C ) /g cm-3储程/C初储点/10

12、%46/69184/19850%/90%121/164249/32495%/终储点166/180338/366硫/ g g-1<<凝点/C<-15十六烷指数（ASTM D4737-96a)135.2、主要设备操作条件反应进料加热炉（F-101）反应进料加热炉操作条件入口压力，MPa（g）出口温度，C初期335床期376硫化氢汽提塔（C-201）塔顶压力，MPa（g）塔顶温度，C40进料温度，C206产品分储塔（C-202）塔顶压力，MPa（g）塔顶温度，C 54进料温度，C热高压分离器（D-103）操作压力，MPa（g）操作温度，C热低压分离器（D-104）操作压力，MPa（

13、g）操作温度，C冷高压分离器（D-105） 操作压力，MPa（g）220（初期）/ （末期）220220（初期）/ （末期）操作温度，c50冷低压分离器（D-106）操作压力，MPa（g）操作温度，C50重沸炉（F-201）入口温度：263c （初）（末）出口温度：274.8C （初）/272.5C （末）入口压力： MPa（g）物料平衡及产品流向初期：年开工8000小时m%kg/h吨/天万吨/年入方原料油1003000007200240化学耗氢2040入方合计302040出方H2s90NH330气体4050石脑油8340柴油289530出方合计302040末期:年开工8000小时m%kg/h

14、吨/天万吨/年入方原料油1003000007200240化学耗氢2070入方合计302070出方H2s90NH330气体4980石脑油9390柴油287580出方合计302070公用工程及辅助材料消耗、用水量序号使用地点及用途给水，t/h排水，t/h备注除氧水除盐水新鲜水循环水循环水含硫污水含油污水1新氢压缩机(K-101A/B )1221222新氢压缩机水站50503循环氢压缩机(K-102)95954反应进料泵(P-102A/B )35355反应注水泵(P-103A/B )10106重沸炉泵(P-201A/B )55(间断)7硫化氢汽提塔顶回流泵(P-202A/B )338精致柴油泵(P-

15、203A/B )59分储塔顶回流泵(P-204A/B)3310抽油泵(P-401)3311地下污油泵(P-401)3312新氢返回冷却器(E-104)888813硫化氢汽提塔顶后冷却器(E-201)14石脑油冷却器(E-202)15柴油蒸汽发生器(E-204)16硫化氢汽提塔顶冷凝水17产品分储塔顶冷凝()回水用18反应注水1519加热炉1120烟气引风机2221生活用水(1)间断合计15(1)466+取大700700注1装置的最大用水量需考虑压缩机同时启动的情况。注2装置注水正常情况下回用自污水汽提装置来的净化水，但是开工期间需要用除盐水。3.7.2、 用电量序 号使用地点及用途电压，V设备

16、台数， 台设备容量，KW轴功率，KW备 注操作备 用操作备用1新氢压缩机(K-101A/B)主机1000011235023502130主电机空间加热22011222润滑油泵电机22011222222注油器电机38011油箱电加热器38011444盘车电机22011软化水站水泵3801115水箱电加热器3801100102循环机K-102盘车电机38011润滑油泵电机38011油箱电加热器3802066主电机空间加热220111113原料泵(P-101A/B )10000112202201894反应进料泵(P-102A/B)主机1000011180018001610油泵电机380116油箱电加热

17、器38011333主电机空间加热38011115反应产物注水泵(P-103A/B)主机38011132132105辅助油泵电机38011间 断6反冲洗污油泵(P-105A/B )380111515间 断7硫化剂泵(P-106A/B )380118重沸炉泵(P-201A/B )10000114504504009C-201顶回流泵3801115151110柴油泵(P-203A/B )100001156056049011分储塔顶回流泵(P-204A/B )3801175755112缓蚀剂泵(P-205A/B/C )38021313抽油泵(P-401)380122(18)间 断14地下污油泵 (P-4

18、02)380115(10)15热高分气空冷器(A-101 )380822*818*816热低分气空冷器 (A-102)380222*218*217硫化氢汽提塔顶空冷器(A-201 )380215*2*218分储塔顶空冷器(A-202 )380430*425*419柴油产品空冷器(A-203 )380830*1225*1220空气鼓风机3801175755021烟气引风机380111095合计1000066538053804819380&2204381270总计6720注1其中一半电机为变频电机。说明：未考虑电气专业采用的同时利用系数及线路和变压器的损耗3.7.3、 蒸汽用量序号使用地点

19、及用途蒸汽用量t/h备注凝结水1蒸汽汽提2伴热、分水包加热3吹扫(15)开工用4循环氢压缩机*背压式5柴油蒸汽发生器合计注*操作工况数据。设计工况下蒸汽消耗量为41200kg/h3.7.4、 压缩空气用量序号使用地点及用途用里（标）m3/min备注非净化风净化风1仪表用风连续2吹扫、炉管烧焦(20)间断合计203.7.5、 氮气用量序号使用地点及用途用里（标）m3/min备注1氮封102开停工、置换、吹扫及事故处理50000 m3/min分三四次用合计103.7.6、 燃料气序号使用地点及用途用量，kg/h备注1反应进料加热炉7141583max2重沸炉9661241max合计1680热值 5

20、4088KJ/NM3能耗能耗计算装置能耗计算系按炼油厂能量消耗与评价方法（2003年版）中规定的指标及计算方法进行计算的，具体见下表.序号项目消耗能量消耗指标能耗单位数量单位数量MJ/h1电KW兆焦/度2循环水t/h468兆焦/吨3燃料气t/h兆焦/吨334264t/h兆焦/吨31825t/h兆焦/吨36841234146净化风Nm3/h258兆焦/标米37氮气Nm3/h600兆焦/标米337688凝结水t/h兆焦/吨9脱氧水t/h兆焦/吨10净化水（除盐水）t/h15兆焦/吨11能耗合计12单位能耗MJ/t （原料）（11.96公斤标油/吨原料）节能措施从上述计算可得，本装置能耗为 t原油（

21、公斤标油/吨原料）。中国石 化股份有限公司关于 炼油厂能量消耗计算评价方法”（2009年版）中， 对于轻质油压力大于（g）的加氢精制装置的能耗定额 15公斤标油/吨原 油。因此本装置的能耗较低，在国内处于领先水平。节能措施1) 反应系统的换热器均利用双壳程高效换热器，一是可以降低反应系统的压降，节省循环氢压缩机的功率。二是大大提高了换热效率，节省换 热面积。2) 装置各部分需冷却的物料及产品尽量选用空气冷却器，以节省用水。3) 选择节能电器设备，如节能变压器，节能电机，节能光源等。4) 加热炉设置烟气余热回收系统，回收烟气余热。5) 采用新型保温材料，减少散热损失。节水措施1) 需冷却的物料及

22、产品尽量选用空气冷却器，以节省用水。2) 反应注水采用污水汽提来的净化水。3) 电机冷却优先采用风冷。4) 逐级回收蒸汽凝结水，避免蒸汽连续对大气排放。5) 在工艺允许的条件下，尽量提高循环水换热终温，减少循环水用量。催化剂性质FRIPP 推荐本装置使用的FZC 系列加氢保护剂、FHUDS-6 加氢精制催化剂及FC-20 加氢改质异构降凝催化剂，这些保护剂及催化剂均为工业化成熟可靠的加氢催化剂。保护剂及催化剂的物化性质见表8表 8 催化剂物化性质(氧化态)催化剂FZC-105FZC-106FHUDS-6FC-20活性金属：Mo-NiMo-NiMo-NiW-Ni物理性质：孔容，mL/g>&

23、gt;>>比表面，m2/g260330150220>160>140形状四叶轮四叶轮三叶草圆柱条外径，mm长度,mm310383838装填密度，g/cm3耐压强度，N/cm>50>50< 180< 150生产控制分析序号取样号PID图号取样地点分析介质分析项目分析频次分析方法开车正常1SC-101DW-0101柴油进装置线柴油进装置物料比重，d4201次/日1次/周GB/T1884运动粘度1次/日1次/班GB/T265凝点1次/日1次/周GB/T510酸值1次/日1次/周GB/T264储程1次/日1次/周GB/T6536硫1次/周1次/周GB/T0

24、689氮1次/周1次/周GB/T17674碱氮1次/日1次/周SH/T0162含水1次顽1次/日GB/T260二烯值1次/周1次/周ASTMUOP326澳价1次/周1次/周SH/T0630实际胶质1次/周1次/周GB/T509倾点1次/周1次/周GB/T3535闪点1次/周1次/周GB/T26110%残炭不定期不定期GB/T268苯胺点1次/周1次/周GB/T262十六烷值1次/日1次/日GB/T3862SC-108DW-0102滤后原料油罐入口柴油进装置物料机杂（固体颗粒）1次/日1次/切换GB/T5113SC-109DW-0110热低分油线热低分油密度(20C),kg/m31次/日1次/日

25、GB/T2540储程1次/日1次/日GB/T6536含硫里3次/日1次/日SH/T0689含氮量3次/日1次/日GB/T176744SC-111DW-0113热低分气线低分气组成分析1次/周1次/日ASTMUOP539H2S1次/周1次/日检测管NH31次/周1次/日检测管5SC-112DW-0113冷低分闪蒸罐底油线低分油密度(20C),kg/m31次/日1次/日GB/T1884储程1次/日1次/日GB/T6536含硫里3次/日1次/日SH/T0689含氮量3次/日1次/日GB/T176746SC-113DW-0113冷低分含硫污含硫污水NH31次/周1次/月GB/T7478水线硫化物1次/

26、周1次/月HJ/T60Fe1次/周1次/月GB/T14427氧化物1次/周1次/月HJ484Ph值1次/周1次/月GB/T69207SC-114DW-0114注水缓冲罐入口注水02含量1次/周1次/周GB/T12157不挥发残杂1次/周1次/月NH31次/日1次/周GB/T7478硫化物1次/日1次/周HJ/T60氯化物1次/日1次/周GB/T11896Ph值1次/日1次/周GB/T6904Fe1次/日1次/周GB/T144278SC-116DW-0115循环氢压缩机入口循环氢组成分析3次/日1次/周ASTMUOP5399SC-117DW-0117制氢氢气入口组成分析1次/日1次/日ASTMU

27、OP539CO、 CO2、H2S检测管HCl检测管10SC-201DW-0201塔顶酸性水出口含硫污水NH31次/周1次/月GB/T7478硫化物1次/周1次/月HJ/T6011SC-202DW-0201汽提塔顶轻胫组成分析(C1-C4)1次/日SH/T0230烷烧H2S1次/日SH/T0231总硫含量不定期SH/T0222密度20 Ckg/m3不定期GB/T1257612SC-203DW-0201D-201出口线塔顶酸性气组成分析1次/周1次/日SY/T6537H2S1次/周1次/日SY/T6537NH31次/周1次/日SY/T653713SC-204DW-0204汽提塔底油组成分析1次/日

28、SH/T0741硫含量1次/日SH/T068914SC-205DW-0204柴油出装置线柴油比重1次/日1次/日GB/T1884储程1次/日1次/日GB/T6536闪点不定期不定期GB/T261六不定期不定期十六烷值不定期不定期GB/T386硫1次/日1次/日SH/T0689氮1次/日1次/日GB/T17674运动粘度不定期不定期GB/T265澳价不定期不定期SH/T0630酸值不定期不定期GB/T258实际胶质不定期不定期GB/T509凝点1次/日1次/日GB/T510苯胺点不定期不定期GB/T26210%残炭不定期不定期GB/T268储存安7E不定期不定期SH/T0238性氧化沉渣15SC

29、-206DW-0205石脑油出装直线石脑油比重1次/周不定期GB/T1884储程1次/日1次/日GB/T6536簇组成1次/周不定期SH/T0741粘度不定期不定期GB/T265辛烷值不定期不定期GB/T503烷烧和环烷烧不定期不定期SH/T0741烯胫不定期不定期SH/T0741芳煌不定期不定期SH/T0741硫1次/日1次/日SH/T0253氮1次/日1次/日GB/T17674铅不定期不定期GB/T8020神不定期不定期SH/T062916SC-207DW-0205塔顶酸性水出口含硫污水NH31次/周1次/月GB/T7478硫化物1次/周1次/月SH/T6017SC-401DW-0403燃

30、料气分液罐顶燃料气组成分析1次/周1次/日GB/T13610注：根据产品规格，生产中可以增加或减少分析项目及分析次数。第二章工艺原理及影响因素第一节 工艺原理2.1.1 生产工序加氢工艺主要分反应、分馏两个工序。 反应工序混合原料自装置外来，通过原料油过滤器进入原料缓冲罐，原料缓冲罐用燃料气作气封，原料缓冲罐油经过升压泵升压经过过滤器过滤后进入滤后原料缓冲罐。自滤后原料缓冲罐出来的原料油经原料泵升压后，在流量控制下，经换热器换热后与混合氢混合，经反应流出物/混氢油换热器换热后进入反应进料加热炉加热至反应所需温度后进入加氢精制反应器，在反应器内进行加氢反应，主要是脱除其中的有机硫、氮、 氧化物并

31、进行烯烃饱和，以提高汽柴油的质量。反应产物进入反应产物分离器，经气液相分离，气相经过脱硫后作循环氢，液相则进入分馏系统。 分馏工序分储工序是将加氢反应后生成油中的H2S、NH3和H2O脱除，以保证产品中杂质含量合格。反应生成油进入脱硫化氢塔，塔底用过热蒸汽汽提， 以达到脱除杂质的目的。从脱硫化氢塔底来的合格油进入产品分馏塔，切割出汽油和柴油馏份；脱硫化氢塔顶含硫干气经气体脱硫装置脱硫后作为制氢装置的原料。2.1.2 加氢精制的必要性直馏柴油及重油催化裂化生产的柴油中含有较多的不饱和烃及硫、氮等有害的非烃化合物，而这些杂质又较不稳定， 在油品贮存过程中胶质会很快增加，颜色急剧加深，无法使产品满足

32、用户的要求，为了使二次加工的柴油达到 GB252-2000优级品的质量要求， 所以对焦化汽柴油、直馏柴油和催化柴油进行加氢精制是必要的。(1)加氢精制的定义加氢精制是指原料油在一定的温度、压力和氢气存在的条件下通过催化剂的作用，使石油馏分中含硫、氮、 氧的非烃组分和有机金属化合物分子发生脱除硫、氮、 氧和金属的氢解反应，烯烃和芳烃分子发生加氢反应。被处理的原料的平均分子量及烃类分子的骨架结构只发生极小的变化。(2)油品中主要杂质的危害硫化物的危害柴油中含硫化合物基本以硫醇、硫醚、二硫化物、噻吩等形式存在，一般情况下与金属不直接作用，但当其燃烧时，则会产生二氧化硫，在有水，无水情况下均能腐蚀金属

33、，损坏内燃机部件并污染环境。烯烃的危害在油品贮存中，烯烃易被氧化成酸类和胶质，严重影响油品长期贮存的安定性。氮化物的危害油品中氮化物有碱性氮化物(如吡啶，哇啉等)和非碱性氮化物(如吡咯、卡唑)，它们的存在易使油品生成沉渣和颜色变深。(3)加氢精制工艺特点加氢精制反应是在密闭的系统内进行，只是除去有机化合物中的硫、氮、氧等有害杂质。不饱和炫转化成饱和炫而被保留。 它不但可使各种质 量不稳定的原料油变成质量优良的产品， 而且具有加工损失少、原料沸点 范围宽、产品灵活性大、安定性好、工艺条件缓和的特点，但加氢精制是 在高温、高压，有氢气介质存在的条件下进行，同时设备、工艺管线的材 质要求高，需合金钢

34、材，所以管理要严格，并切实注意安全。2.1.3 加氢精制原理(1)主要化学反应加氢精制过程是一个在氢气存在的条件下进行一系列平行、顺序反应 的综合过程，其主要反应是对原料油中 C-S键、CN键、CC键的不 同程度的加氢，同时有部分CC键的断裂。其典型的化学反应有： 脱硫a.硫醇RSH+H2RH+H2sb.硫醍RSR'+2H2 - RH+R, H+HS2H2c.二硫醍RSSR+H2 2RSH *2RH+2H 2sd.嚷吩与四氢化曝吩I I +2H2SsH2C4H9SHH2 1 C4H10+H 2s脱氧a.酚类+ H2OI +H20b.酸类RCOOH+3H 2 RCH3+2H2O0酮类RC

35、O 一R' +3H- RCH3+R' H+HO脱氮a毗咤I I +5H2 C5H12+NH3Nb.唾咻C0+H2 Nc址匕咯+4H2*Nd.呻噪0u+H2烯炫饱和a宜链烯炫b.环状烯凝-C3H7 +NH3C4H10+NH3)-C2H3 + NH 3R CH CH2+H2. RCH2 CH3琦+3H2 G(2)加氢反应特点放热反应，澳价每下降1个单位，放出反应热约为kg进料，硫每 下降1%放出反应热约为kg进料，因此加氢反应器床层有明显温升。消耗氢气，澳价每下降一个单位耗氢量约 1.42m3/m3进料，硫每 下降1%耗氢量约8.9m3/m3进料，二次加工油品化学耗氢约1% (质量

36、百 分比)。体积缩小，加氢反应后产物总体积小于反应前反应物总体积。反应为复杂的平行顺序反应。原料朝着几个方向同时进行的反应 叫平行反应，中间产物继续反应叫顺序反应。加氢精制条件下可能发生的 反应方向如下图：2.1.4 分储原理分储是利用生成油中各组分的沸点不同， 用蒸储的方法，在分储塔里 按设计的方案，把它们分离成为所需的产品。在分储塔正常操作时，塔顶回流提供液相回流，而塔底的重沸炉提供气相回流。由于塔顶液相回流和塔底气相回流的作用，沿着塔高建立了两个梯度， 即温度梯度和浓度梯度。温度梯度从塔顶至塔底逐渐升高；浓度梯度， 即汽、 液相轻组分的浓度自塔底至塔顶逐渐增大；而重组分浓度逐渐降低； 由

37、于这两个梯度的存在，在每块塔板上，由下向上的较高温度和较低轻组分浓度的汽相与由上而下的较低温度和较高轻组分浓度的液相互相接触，进行传质和传热，达到平衡而产生新的平衡的汽、液两相， 汽相中的轻组分和液相中的重组分得到提浓。如此经过多次的汽、液相逆流接触，最后在塔顶提到较纯的轻组分，在塔底得到较纯的重组分。汽提部分则是在塔底吹入过热蒸汽，降低油气的分压，将加氢生成油中的硫化氢、氨、水和轻烃等汽提出来，使精制油的质量得到改善。汽提塔只是通入一定量的过热水蒸汽，降低塔内油气分压，使一部分带下来的轻组分蒸发，回到精馏段。由于过热蒸汽提供的热量有限，轻组分蒸发时所需的热量主要是从物流自身温度降低所得，从进

38、料段以下塔内温度是逐步下降而不是升高的。2.1.5 脱硫原理气体脱硫是利用碱性溶剂在一定的温度、压力条件下，在吸收塔中与含硫气体逆向接触，使H2S 与贫溶剂发生化学吸收，从而脱除含硫气体中的H2S。吸收了 H2s的富溶剂送到溶剂再生装置在一定的条件下解吸再生，再生后的溶剂可循环使用。本装置用的脱硫溶剂是N-甲基二乙醇胺MDEA (分子式：CH3N(CH 2CH2OH)2) ，是一种有机弱碱，其碱性随温度升高而减弱，分子 量为，沸点246249C/ (),比重(d20):,无色或微黄色粘稠状液体, 凝点：-14.6C。在较低温度下（常温），MDEA与H2s发生反应吸收，生 成弱酸性含硫富溶剂，在

39、较高温度（120c左右）时，发生解吸反应，脱 除 H2S0R2NCH3+H2s ；" R2NCH3H+ + HSH2s溶解在MDEA中时会产生溶解热，放出部分热量，因此脱硫宜 在低温、高压下进行。但温度过低时会使含硫气体中的部分轻炫凝析，从而导致MDEA发泡，影响气体的脱硫效果。一般情况下，溶剂的温度要 比进料气体的温度高出5c以上，防止炫类凝析。第二节 工艺参数对操作过程的影响2.2.1 反应温度：柴油加氢精制是一个放热反应，从反应热力学上考 虑，提高温度不利于加氢反应，而从动力学上讲则可加快反应速度。 温度 过高，会发生单环和环烷炫的脱氢反应， 使柴油的十六烷值降低，导致燃 烧性

40、能变差，同时使加氢裂化反应加剧、氢耗增大、催化剂易结焦，并且 因受热力学的限制，柴油的脱硫率和烯炫的饱和率也就下降。因此，柴油加氢精制的反应温度，一般不宜太高。但是过低的反应温度影响了反应速 度，使加氢精制深度不够，导致产品质量下降，所以在现有的加氢精制装 置中，使用不同的催化剂和不同的原料油， 需采用不同的反应温度。一般的反应温度控制在 280370 c之间，本装置使用适合二次加工油品的FHUDS-6 催化剂，设计原料为直馏柴油和催化柴油的混合油。2.2.2 反应压力：反应压力的影响是通过氢分压来体现的。系统中氢分压决定于操作压力、氢油比、循环氢纯度以及原料的汽化率。压力对柴油加氢精制深度的

41、影响，与汽油、 煤油加氢精制相比要复杂些，因为柴油在加氢精制条件下，可能是气相，也可能是气、液混合相。处于气相时，提高反应的压力，导致反应时间的延长，从而增加了加氢精制的深度（特别是氮的脱除率有较明显的提高，而对脱硫没有什么影响）。当加氢精制压力提高到反应系统出现液相时，再继续提高压力，加氢精制的效果反而会变坏。这是由于催化剂表面扩散速度控制了反应速度，采用增加操作压力提高氢分压，同时也使催化剂表面上的液膜加厚，从而造成扩散困难而降低了反应速度。如果采用提高氢油比来提高氢分压，则加氢的深度将会出现一个最大值。这是由于提高氢分压有利于原料油汽化，从而降低了催化剂表面上的液膜厚度，提高了反应速度。

42、因此， 为了使柴油加氢精制达到最佳效果，应当选择恰好使原料油完全汽化的氢分压。本装置设计的反应器入口压力为，氢分压。2.2.3 空速：空速反映了装置的操作能力，空速的大小受到反应速度的制约。 根据催化剂的活性，原料油的性质和反应速度的不同，空速也作相应的变化。提高空速，加大了装置的处理能力，但加氢反应深度下降，对脱氮、 脱硫均有影响，特别是对脱氮率影响很大，可导致产品质量下降。降低空速，固然可以取得质量较高的产品，但降低了装置的处理能力另外， 空速与反应温度这两个因素是相辅相成的，提高空速相当于降低反应温度， 提高反应温度也相当于降低空速，在正常生产中，在保证产品质量的前提下，尽可能的提高空速

43、，以增加装置的处理能力。本装置的设计空速为。空速大小的调节是通过提高或降低原料油进反应器的流量来实现的。2.2.4 氢油比： 在加氢系统中，氢分压高在热力学上对加氢反应有利，同时也能抑制生成积碳的缩合反应。维持较高的氢分压是通过采用大量氢气循环来实现的。因此， 加氢过程所用的氢油比大大超过化学反应所需要的数值， 提高氢油比可以提高氢分压，有利于传质和加氢反应的进行，另外， 大量的氢气还可以把加氢过程放出的热量从反应器内带走，有利于床层温度的平衡。但是氢油比的提高也有一个限度，超过了这个限度，使原料在反应器内停留时间缩短，加氢深度下降，同时增加了动力消耗，使操作费用增大。氢油比也不能过小，太小的

44、氢油比会使加氢深度下降，催化剂积碳增加；同时， 换热器、 加热炉管内的气体和液体变得不稳定，会造成系统内的压力、温度波动。因此， 要根据具体操作条件选择适宜的氢油比。本装置的氢油比设计值为400: 1（体积）。氢油比在正常生产中一般不作较大的调节。如由于客观原因因循环量达不到要求，那么只能通过降低进反应器的原料油来满足氢油比的需要。2.2.5 脱硫化氢塔吹汽量严格控制好塔底吹汽量，使生成油中的硫化氢、氨能从塔顶完全脱除。正常生产时吹汽量为塔进料量的 （体积）。塔顶压力汽提塔压力控制是为了保证汽提完全脱除硫化氢和氨等杂质，并且稳定与分馏塔之间的差压，从而达到合格的原料稳定地进入分馏塔，在正常生产时该压力是通过回流罐排放不凝气的量来控制的。进料温度汽提塔进料温度是汽提塔汽提效果好坏的重要因素，进料温度的下限是以能满足汽提塔操作，达到预期的效果，使汽柴油腐蚀合格为界。而其上限为控制塔顶挥发物最少量携带油为界。其温度是由热高分D-1103温控来