加氢操作规程2003.11

1、大庆石化公司炼油厂 QHS雷理体系文件DPCQHSE02I012 0032JQ12 051-200313加氢装置工艺技术规程编制：褚兴邦高金龙孙秀玲年月日审核：郝赫超孟凡吉吉刘兴山年月日审定：年月日2003年月发布2003年 月实施大庆石化公司炼油厂第一章概 述 2第二章生产方法及工艺路线 21 反应机理及生产方法： 22 工艺流程的简述 63 工艺流程图和物料平衡图 8第三章工艺技术指标 101 原辅材料规格： 102 催化剂规格： 113 产品及产品规格 124 公用工程条件指标： 135 消耗指标（设计值） 146 工艺参数运行的指标 147 中间产品化验分析指标 16第四章工艺控制理论

2、 171 影响加氢操作的因素： 17第五章设备及仪表 191 设备 192 仪表 28第六章安全及环保 301 安全 302 装置的环保及三废处理 38第七章岗位操作法 381 装置开工 382 装置停工 633 紧急停工步骤 734 岗位的操作法 735 冬季操作法 786 特殊工艺设备操作法 927 事故处理 988 . 装置历年工艺事故 101第八章装置历年大记事 1041 加氢车间装置历年大事 1042 催化剂应用情况 104第一章概述加氢裂化装置由原石油工业部抚顺炼油设计院（现洛阳院）设计，采用国内技术，于1964年开始筹建，1966年12月建成投产，该装置设计处理能力为26万吨/年

3、，占地面积1.5公顷，投资2700万元人民币。设计采用一段法，只有一个反应器，原料油和补充氢、循环氢采用“炉前混氢”流程。于1993年5月采用北京石科院加氢处理工艺（使用新型RT-1催化剂），用于生产乙烯裂解原料及低凝柴油，于 1999年7月采用抚顺研究院开发的新型加氢裂化催化剂F4402B ,用于生产乙烯裂解原料并兼顾生产低凝柴油。2002年7采用大庆石油化工研究研制的加氢裂化催化剂（ CHC-1）,用于生产乙烯裂解原料并兼顾生产低 凝柴油。原料主要来自常减压装置的常三线和减一线储份油，还有常四线、减二线。主要产品有石脑油、 轻柴油，中柴油及做乙烯裂解原料的原油。加氢精制装置由原石油工业部抚

4、顺炼油设计院（现洛阳院）设计，采用国内技术，于1964年开始筹建，1966年12月建成投产。一套柴油加氢精制装置由原一套加氢裂化装置改造成为35万吨/年柴油加氢精制装置，二套柴油加氢精制装置原处理能力为20万吨/年，几经改造处理能力达 35万吨/年，两套装置合计处理能力为70万吨/年，占地面积2.7公顷，投资4000万元人民币。两套装置均采用一段加氢精制（现使用FH-98催化剂），原料油和新氢、循环氢采用“炉前混氢”流程， 原料主要是延迟焦化装置的柴油及 部分汽油，还有催化装置的轻柴油。加氢精制的目的是改善油品的气味、颜色和安定性，防止腐蚀，进一步提高油品的质量，满足环保对油品的使用要求。加氢

5、精制能有效地使原料中硫、氮、氧等非燃化合物氢 解，使烯煌、芳煌选择加氢饱和并能脱除金属和沥青质等杂质。第二章生产方法及工艺路线1反应机理及生产方法：1.1 加氢裂化的反应原理：加氢裂化反应就是在催化剂作用下，烧类和非燃化合物加氢转化。烷烧、烯煌进行裂化、异构化和少 量环化反应；多环化物最终转化为单环化物。加氢裂化均采用具有裂化和加氢两种作用的双功能催化剂， 是催化加氢和催化裂化两种反应的有机结合。因此，加氢裂化实质上是在氢压下进行的催化裂化。1.1.1 烷煌烷燃加氢裂化反应包括原料分子某一处CC键的断裂，以及生成不饱和分子碎片的加氢。以十六烷为例：GJGlC3H fGH 哼Wc典m反应中生成的

6、烯煌先进行异构化随即被加氢成异构烷烧，烷烧加氢裂化反应的通式为：CnH2n+2+H2> CmH2m+2+Cn-mH2（n-m）+2烷烧加氢裂化的反应速度随着烷烧分子量的增大而加快。在加氢裂化条件下烷煌的异构化速度也随着分子量的增大而加快。烷燃加氢裂化的产品组成，取决于烷烧碳离子的异构、分解和稳定速度以及这三个反应速度的比例关系。1.1.2 环烷烧单环环烷煌在加氢裂化过程中发生异构化、断环、脱烷基链反应，以及不明显的脱氢反应。反应历 程如下:长侧链单环六元环烷烧在高催化剂上进行加氢裂化时，主要发生断炼反应，六元环比较稳定，很少发生断环。短侧链单环六元环烷煌在高酸性催化剂上加氢裂化时，直接断

7、环和断链的分解产物很少，主要产物是环戊烷衍生物的分解产物。双环环烷煌在加氢裂化时首先发生一个环的异构化生成五元环衍生物而后断环，双环是依次开环的，首先一个环断开并进行异构化，生成环戊烷衍生物，当反应继续进行时，第二个环也发生断裂。1.1.3 芳香煌苯在加氢条件下的反应包括以下过程：苯加氢，生成六元环烷发生异构化，五元环开环和侧链断开，反应式如下：CH3_ D +CH,_5BCH3CH2-CH3H3CH3CH3CH3稠环芳煌也包括以上过程，它的加氢和断环是逐次进行的。芳香煌上有烷基侧链存在会使芳煌加氢变得困难。1.1.4 烯燃主要进行加氢反应，烯燃加氢反应生成相应的烷烧，或进一步发生环化、裂化、

8、异构化反应。1.1.5 含硫化合物石油储份中的硫化物主要是硫醇、硫醛、二硫化物、曝吩等物质。在家氢裂化条件下，含硫化 合物先加氢再分解，生成烷烧和硫化氢。以曝吩为例：砌2f嗤喷加氢产物中观察到有是间产物丁二烯空成，并且很快加氢成丁烯，名殿加氢成丁烷,1.1.6 氧化合物石油储份中氧化物的含量很小，原油中含有环烷酸、脂肪酸、酯、醛和酚等。在加氢裂化条件下加氢 分解生成相应的烧类和水。即：RCOOH+3HRCH 3+2H2OR COCH+2H RC 2H5+HO1.1.7 氮化合物石油储份中的含氮化合物可以分为三类：a、胺及芳香胺类b、口比咤、唾咻类型的碱性杂环化合物c、口比咯、咔陛型的非碱性氮化

9、物含氮化合物较含硫、含氧化合物难加氢，在比较苛刻的条件下，可先分解后加氢生成相应的烧类和氨1.2 加氢精制的反应原理：加氢精制是指对储份油进行脱硫、脱氮、脱氧、脱金属和沥青等杂质及对烯烧、芳煌的加氢饱和，从而来改善油品的气味、 颜色和安定性，提高油品的质量。加氢精制即储份油在氢压下进行催化改质的统称。1.2.1 加氢脱硫反应含硫化合物的加氢反应，在加氢精制条件下石油储分中的含硫化合物进行氢解，转化成相应的煌和HkS,从而硫杂原子被脱掉。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二硫化物加氢反应转化为燃和H2S,要经过生成硫醇的中间阶段，首先在 S-S键上断开，生成硫醇，在进一步加氢生成硫化氢，中间生成的硫醇也能转化成硫醛。曝吩反应：曝吩系：R 1+4 H2 " R-C4H9+ H2sS对多种有机含硫化合物的加氢脱硫反应进行的研究表明：硫醇、硫醛、二硫化物的加氢脱硫反应多在比较缓和的条件下容易进行。这些化合物首先在 C-S键、S-S键发生断裂，生成的分子碎片再与氢化合。环状含硫化合物加氢脱硫较困难，条件较苛刻。环状硫化物在加氢脱硫时，首先环中双键发生加氢饱和， 然后再发生断环脱去硫原子。各种有机含硫化物在加氢反应过

11、程中的反应活性，因分子结构和分子大小不同而异，按以下顺序递减:RSH> RSSR> RSR、> 曝吩曝吩类化合物的反应活性，在工业加氢脱硫条件下，因分子大小不同而按以下顺序递减：曝吩 >苯并曝吩>二苯并曝吩 > 甲基取代的苯并曝吩1.2.2 加氢脱氮反应石油储份中的含氮化合物可以分为三类：a、脂肪胺及芳香胺类b、口比咤、唾咻类型的碱性杂环化合物c、口比咯、咔陛型的非碱性氮化物 烷基胺：R-CH2-NH2+H2R-CH3+NH3口比妊：kJJ+5 H2* C5H12+NH3NC3H7在各族氮化物中，脂肪胺类的反应能力最强 胺都能以环状氮化物分解的中间产物形态出

12、现。,芳香胺（烷基苯胺）等较难反应。无论脂肪族胺或芳香族碱性或非碱性氮化物都比较不活泼，特别是多环氮化物更是如此。这些杂环化合物存在各种中间微分，特别是重储分。在石油储份中，氮化物的含量随微分本身分子量的增大而增加。在石油储份中，氮含量很少。根据发表的有关加氢脱氮反应的热力学数据，至少对一部分氮化物来说，当温度在300500 C范围内，需要较高的氢分压才能进行加氢脱氮反应。从热力学观点来看，口比咤的加氢更困难，所以脱氮通常 需要比脱硫更高范围的压力。在几种杂环化合物中，含氮化合物的加氢反应最难进行，稳定性最高。当分子结构相似时，三种杂 环化合物的加氢稳定性依次为：含氮化合物 含氧化合物 含硫化

13、合物1.2.3 含氧化合物的氢解反应石油储份中氧化物的含量很小，原油中含有环烷酸、脂肪酸、酯、醛和酚等。在蒸储过程中这些化 合物都发生部分分解转入各储份中。主要氢解反应为环烷酸加氢成为环烷烧，苯酚类加氢成为芳煌，吠 喃类加氢开环饱和等。各种含氧化合物的氢解反应：a、酸类：R-COOH+3H 2CH3+2H2OaOH+H2 JI +H2O1.2.4 加氢脱金属反应加氢精制过程中，金属有机物发生氢解，生成的金属都沉积在催化剂表面使催化剂减活，导致床层压 降上升。石脑油中的神、铅、铜等金属来自原油和添加剂，反应过程中所有金属都被加氢，沉积在催化剂 表面上的金属随反应周期的延长而向床层深处移动。当装置

14、出口的反应物中金属超过规定要求时即认为一个周期结束。被神或铅污染的催化剂一般可以保证加氢精制的性能，这时决定操作周期的是催化剂床层的堵塞程度。在重质石油储分和渣脱沥青油中，含金属馍和钮，二者是以吓咻化合物状态存在的，较高的氢 分压下进行一定程度的加氢和氢解，在催化剂表面形成馍钮沉积，而馍能更多地穿入颗粒内部。1.2.5 煌类的加氢反应在加氢精制条件下，烧类的加氢反应主要是不饱和烧和芳煌加氢饱和。这些反应对改善油品的质量和 性能具有重要意义。 例如烯煌和二烯煌的加氢饱和可以提高油品的安定性，芳煌加氢可以提高柴油的十六烷值。1.2.5.1 不饱和烧的加氢饱和反应直储储分中，一般不含不饱和烧，二次加

15、工油中含油大量不饱和烧，这些不饱和烧在加氢精制条件 下很容易饱和，主要反应为：a: R十HlR-CH?CHnb:工工）十Cr"值得注意的是烯煌饱和反应是放热反应，对不饱和燃含量较高的原料油加氢，要注意控制床层温度, 防止超温。1.2.5.2 芳烧加氢饱和反应加氢原料油中的芳煌加氢，主要是稠环芳煌的加氢。提高反应压力，芳煌加氢转化率增大。芳煌加氢第一个环的饱和后的难度随加氢深度逐环增加1.3 分储的基本原理：石油混合物能用蒸储的方法进行分离的根本原因在于混合物内部各组份的沸点不同.加氢裂化和加氢精制分储装置的原理于常减压装置的常压分储相同，根据生成油中各组份的沸点 （挥发度）不同，将生

16、成油切割成不同沸点的"福份"。即是利用加热炉将生成油进行加热，生成汽液两 相，在份储它重视汽液两相充分接触进行热交换和质量的交换，在提供塔顶回流和他地吹汽的条件下对生成油进行精储，从塔顶份储除沸点较低的产品；汽油。从他地储出较重的重油：塔不同塔板抽出 的微分得到不同的产品，如煤油、中柴等产品。2工艺流程的简述2.1装置流程简述我车间加氢裂化和加氢精制装置工艺流程基本相同。原料进入57单元贮罐沉降脱水后，由离心泵抽出送至高压泵房，经高压泵升压与循环氢混合进入高换壳程，换热后与新氢混合进入加热炉升温，然后进入反应器进行反应，反应生成油经高换、空冷、高分、低分，经油气分离后，生成

17、油进入常压 罐，经沉降脱水后由泵抽出升压与换热器换热，然后进入加热炉，再进入分储塔，塔顶产品为汽油，塔一侧线为煤油，塔二侧线为柴油，塔底为尾油，副产品有低压瓦斯 。加氢裂化工艺流程：原料进入57单元、304#、306 #罐，沉降脱水后经 502 #线由加硫泵房的 离心泵6抽出，经501/1 #线送至高压泵房的高压油泵401、401A。高压油泵将原料油升压至 13.0MPa左右与循环氢混合进入高压换热器201、202、203的壳程与管程的加氢生成油及循环氢混合物进行换热至330 c左右再与经加热炉 201对流段预热后的新氢混合后进入加热炉辐射室加热升温后进入反应 器。为控制加氢过程中产生的反应热

18、，以保证床层温度的平稳，主要是通过在各床层间注入一定量的 冷氢来控制。加氢生成油从反应器底部出来，进入高压换热器203、202、201管程，与壳程内的原料油换热后降温，进入高压分离器，进行第一次油气分离。为防止冷却后的生成油中俊盐结晶而堵塞空冷管束，并洗涤掉循环氢中部分硫化氢气体，在空冷器入口用高压水泵（101A、402）注入软化水。经高压分离器分离出来的气体进入循环压缩机，再送回到系统循环使用，有时也以废氢形式放掉一小部分来控制系统压力。生成油和洗涤水，从高分底部出来，经减压阀将压力减至0.6MP以下进入低压分离器。低压分离器顶部排放出来的富气， 再经富气分液罐进入高压管网作为燃料使用，富气

19、也可进入加氢瓦斯系统做为加热炉的燃料。 洗涤水从低压分离器底部脱至酸性水罐， 经WS" 1或WS 2泵送往硫 磺车间；生成油从低压分离器中部进入常压罐504。加氢裂化分储工艺流程：常压罐504内分离出来的气体，从顶部挥发线进入全厂低压瓦斯管网；生成油经504沉降脱水后从底部由泵301抽出升压至1.01.5MPa经换热器304、301、302、303壳程分别与轻柴油、中柴油、重柴油换热，分两路进炉301 加热至 280-340 进入塔 302 第六层塔板。塔302顶储出石脑油经空冷器302、湿冷器303进入回流罐R302,回流罐顶部轻汽体组份进入低压管网。回流罐低部脱出的冷凝水脱入含硫

20、污水系统。石脑油由泵302 从回流罐底部抽出，一部分做为回流控制塔顶温度，一部分经沉降罐后送至88 单元。塔 302 一线从塔的第27 层抽出，进入汽提塔303 上段进行汽提，汽提后的馏份，由离心泵303抽出经换热器301 管层与壳程的生成油换热后，进入水冷器304，冷却后的馏份油被送至93 单元。塔 302 的二线从塔的第17 层抽出进入汽提塔303 下段进行汽提。汽提后的中柴油经换热器302管程与壳程内的生成油换热后，由泵 304 抽出进入柴油预热器的管程内的空气换热后经水冷器504 冷却后去 93 单元。塔 302 底重柴油馏份经换热器303 壳程与管程内生成油换热经泵305 送至换 3

21、04 与壳程的生成油换热在经水冷器305 冷却后去成品车间93 单元。加氢精制（一套）工艺流程：加氢精制原料进入57 单元 301 、 303 罐，沉降脱水后用离心泵8 送至高压泵房的高压油泵油-3 升压至 8.0-10.0Mpa 与循环氢混和后进入高压换热器101、 102 壳程，与管程内的生成油换热至290-330 再与经加热炉对流段预热后的新氢混合， 然后进入加热炉的辐射室，将原料油加热到350左右进入反应器。为控制加氢过程中产生的反应热，以保证催化剂床层温度的平稳，主要通过各床层间注入一定量的冷氢（循环氢的一部分）来控制。加氢精制生成油由反应器底部出来进入高压换热器102、 101 管

22、程，与壳程内的原料换热后将温度降到170左右，再通过高压空冷器401 ，使生成油温度冷却到60以下，进入高压分离器，在空冷器入口处用用高压水泵注入软化水， 为防止冷却后的生成油中产生的铵盐结晶而堵塞空冷管束，并洗涤掉循环氢中部份硫化氢气体，用高压水泵（101A、 402）注入软化水。经高压分离器分离出来的气体进入循环压缩机，再送回到系统循环使用，有时也以废氢形式放掉一小部分来控制系统压力。生成油和洗涤水，从高分底部出来，经减压阀将压力减至0。6MP以下进入低压分离器。低压分离器顶部排放出来的富气，再经富气分液罐进入高压管网作为燃料使用，富气也可进入加氢瓦斯系统做为加热炉的燃料。洗涤水从低压分离

23、器底部脱至酸性水罐，经 WS 1 或 WS 2 泵送往硫磺车间 ; 生成油从低压分离器中部进入常压罐R307。加氢精制（二套）工艺流程：加氢精制原料进入57 单元 301、 303 罐，沉降脱水后用离心泵4 送至高压泵房的高压油泵油-1 升压至 8.0-10.0Mpa 与循环氢混和后进入高压换热器401、 402 壳程，与管程内的生成油换热至290-330 再与经加热炉对流段预热后的新氢混合， 然后进入加热炉的辐射室，将原料油加热到350左右进入反应器。为控制加氢过程中产生的反应热，以保证催化剂床层温度的平稳，主要通过各床层间注入一定量的冷氢（循环氢的一部分）来控制。加氢精制生成油由反应器底部

24、出来进入高压换热器402、 401 管程，与壳程内的原料换热后将稳度降到170左右，再通过高压空冷器401 ，使生成油温度冷却到60以下，进入高压分离器内进行油器分离。为防止冷却后的生成油中产生的铵盐结晶而堵塞空冷管束，并洗涤掉循环氢中部份硫化氢气体，用高压水泵（101A、 402）注入软化水。经高压分离器分离出来的分气体进入循环压缩机，再送回到系统循环使用，有时也以废氢形式放掉一小部分来控制系统压力。生成油和洗涤水，从高分底部出来，经减压阀将压力减至0.6MP 以下进入低压分离器。低压分离器顶部排放出来的富气，再经富气分液罐进入高压管网作为燃料使用，富气也可进入加氢瓦斯系统做为加热炉的燃料。

25、洗涤水从低压分离器底部脱至酸性水罐，经 WS 1 或WS 2 泵送往硫磺车间 ; 生成油从低压分离器中部进入常压罐R307。加氢精制分馏工艺流程: 常压罐 307 内分离出来的气体，从顶部挥发线进入全厂低压瓦斯管网；生成油从底部由泵 307（或307/1）抽出升压至1.01.5MPa进入换热器501 >502/1,2 > 503/1,2 > 504/1,2壳程， 与管程内的产品柴油进行换热至196左右进入加热炉 501 ， ?在加热炉501 内将生成油加热至240左右后，进入精制汽提塔501 的第层块塔板。汽提塔 501 顶馏出物，经空冷器501 、冷却器505 冷却后进入回

26、流罐R501。 ?回流罐顶部气体为不凝气，经管线进入全厂低压瓦斯管网。回流罐底部脱除的酸性水脱至酸性水罐，经WS 1 或 WS 2泵送往硫磺车间。石脑油由泵502/1 从回流罐501 底部抽出，一部分做回流控制塔顶温度，其余部分经汽油水洗罐、沉降罐送至88 单元。柴油从汽提塔501 底部流经换热器504/1,2 、 503/1,2 管程与壳程内的生成油换热后，由泵504（或504/1）抽出进入换热器502/1,2、 501 的管程与壳程内生成油换热，然后经水冷器504、 503、 502/1,2冷却，冷却后送至成品93 单元。3 工艺流程图和物料平衡图3.1 工艺流程图: （见附页）3.2物料

27、平衡图加氢精制物料平衡图富气2150吨/年焦化、催化柴油35万吨/年新氢2786吨/年一套柴油加氢精制焦化、催化柴油35万/年新氢2786吨/年二套柴油加氢精制富气2150吨/年加氢裂化物料平衡图富气4224吨/年第三章工艺技术指标1原辅材料规格:1.1 加氢裂化原料油密度：P 20810.0 850.00kg/cm 3, 微程：200 450 c95%自全450 C,残碳呈0.2% (W,总氮叁200ppm=1.2 加氢精制原料油密度：P 20790.00 830.00kg/cm 3,95%点回收温度：叁 365 c1.3 工业氢纯度三95% (V)，氧含量呈0.03(V)CO+C泊量v 3

28、0ppm>1.4 CS2的性质:分子式CS分子量76沸点c (标)46.25闪点c105156自燃点c-111.93号度 p 20kg/cm1261.5润滑油质量指标L-DAB1500FY压缩机油L-TSA32汽轮机油N320中负荷工业齿轮油HLN100通用机床油HLN46 通用机床油粘度等级 (GB3141)1503232010046运动粘度40 C) mm/s135165135165135165135165135165水溶性酸无无无无无水份环大于痕迹无痕迹无痕迹机械杂质%全 0.01无全 0.02全 0.007全 0.007酸® mgKOH/g于0.30.350.2铜片腐蚀

29、(121C3h)级不大于1执行标准GB12691-90GB11120-89GB5903-86GB443-64GB443-64用量(kg/月)1500100510052催化剂规格:2.1219甲、219乙、5058、3762、3665的物理化学性质工化剂 项 下、219甲219乙505837623665颗粒4 6364 6364 6364 6364 6364 6364 636堆积比重g/cm30.60.852.2 2.40.750.7 0.8比表面积m2/g10016020130170200孔容积cm3/g0.30.60.140.130.45机械强度_2 kg/cm>10020025015

30、0>100组成W-N 1-S1O2-AL2O3注：19661991年间加氢裂化与加氢精制装置使用过上述催化剂。2.2 RN-1、RT-5 RG-1 RT-1的物理化学性质项目RN-1RT-5RG-5RT-1催化剂牌号催化剂名称加氢精制加氢改质保护剂缓和加氢化 学 组 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比表面积m2/g 孔体积ml/g三90三 0.26三230三 0.22三180三0.6三160三 0.25压碎弓11度N/mm三 19.6三 20.0三12三20催化剂功能脱硫脱氮脱胶质 芳煌

31、饱和芳煌饱和 开划、裂化脱碳 脱金属芳煌饱和 开划、裂化注：此表中催化剂，使 19911999年加氢裂化和加氢精制使用的催化剂。2.3 FH 98、F4402B催化剂物理化学性质催化剂型号F4402BFH-98加氢裂化加氢精制化学组成WO321.024.017.021.0NiO8.09.53.55.5M6.08.08.010.0比表面积m2/g210三120孔体积ml/g0.280.35三 0.25形 状圆柱形三叶草直径1.51.71.31.6压虽强度N/mm三12三15催化剂功能芳煌饱和、开环裂化脱硫、脱氮、脱氧、 脱胶质、芳煌饱和注：此表中催化剂，使 19992002年6月加氢裂化和加氢精

32、制使用的催化剂。2.4 CHC-1、DZD-1催化剂的物理化学指标催化剂型号CHC-1DZD-1加氢裂化加氢精制化学组成m%WO323.526.524.028.0NiO4.06.02.04.0压碎强度N/mm三35三115粒度 mm2.53.038比表面积m2/g130250三190孔容积ml/g0.250.500.370.43形状齿球形圆柱形实验室顿时堆密度g/ml0.91.100.870.97催化剂功能开环裂化、芳煌饱和脱硫、脱氮、脱氧、脱胶 质注：此表中催化剂是加氢裂化和加氢精制目前正在使用的催化剂。3产品及产品规格3.1 加氢裂化产品及副产品3.1.1 加氢裂化产品（调和组份）质量控制

33、指标：石脑油干点：皂220 C,塔底尾油闪点：三55 c一线产品轻柴油凝点：-10-70 C, 闪点：三50 c二线产品中柴油闪点：三55 C3.2 产品去向及用途3.2.1 石脑有去88单元，做乙烯裂解原料。3.2.2 轻柴油、柴油去93单元作调和组份油3.2.3 中柴、尾油去93单元做调和组份油，或者去乙烯做原料。3.2.4 加氢裂化装置也生产过1#航空煤油，1#、2#灯用煤油，-50C柴油，稠化机油，变压器基础油，工业用5#、10#白油等产品。3.3 副产品去向及用途3.3.1 加氢低压分离器分离出的含氢轻燃气体进入炼油厂高压瓦斯管网。3.3.2 分储塔顶不凝气进入全厂低压瓦斯管网。3.

34、4 加氢精制产品及副产品3.4.1 产品控制指标石脑油干点：133220C,塔底尾油闪点：三 55 C3.4.2 产品去向及用途3.4.2.1 石脑油去88单元做乙烯原料。3.4.2.2 柴油去93单元做调和组份油。3.4.3 副产品去向及用途3.4.3.1 加氢低压分离器分离出的含氢、轻燃气体进入炼油厂高压瓦斯管网。3.4.3.2 分储塔顶不凝气进入全厂低压瓦斯管网。4公用工程条件指标：4.1 蒸汽：4.1.10.3MPa 蒸汽：压力：0.250.35MPa,温度 125140 C。4.1.21.0MPa 蒸汽：压力：0.71.0MPa,温度 265285 C。4.2 水： 4.2.1 循环

35、水：压力：三0.3MPa ,温度呈28 Co4.2.2 新鲜水 压力：三0.1MPa,温度呈1030C。锌离子：1.02.0mg/L,防腐药剂（EDTA） 610 mg/L。4.3 软化水：压力： 0.3MP ,温度0 40Co4.4 压缩风：风压：三0.4MPa。露点：冬季：-40 C,夏季：-15 C4.5交流电:电压（伏）频率设 备6000±1050油1、油2、油3380± 1050所后离心泵， B101、B101A、B401、B401A、炉风机220± 1050照明，仪表5消耗指标（设计值）目消新鲜水 （吨）循环水 （吨）软化水 （吨）蒸汽 （吨）电 （度

36、）燃料气（kg）新氢 (Nm3)L育力口氢精制0.1818.00.250312383981.465加氢裂化0.1718.00.250：表中所列指标均为每吨原料的消耗。6工艺参数运行的指标6.1加氢裂化装置工艺指标:6.1.1反应系统工艺指标序号项目仪表位号单位控制指标备注1反应器床层最高温度TEW-32、TEW-14C三4702反应器出口TEW-37C<4703反应器壁温TEW-34、YET-15C<2804空速h-1全1.55新氢纯度%三906循环氢纯度%三787系统压差MPa<3.08反应器压力YJ-207 '1YJ-107MPa<

37、14.59炉出口温度YJT-201 YJT-101C<43010新氢出对流室温度YEW-32、YEW-25C<43011氢油比（体）m3/m3>70012辐射管壁温C<58513燃料气压力YEW-50MPa0.050.1514炉膛温度YJT-111C<85015空冷入口温度YEW-43、23C<25016空冷出口温度YEW-44 > YEW-24c<606.1.2分流系统工艺指标序号项目仪表位号单位控制指标备注1炉出口温度WJT-301C2803402炉膛温度YET-11C<6903过热蒸汽温度YET-182 c2804504过热蒸汽压力P

38、RC-101MPa0.240.35瓦斯压力YJT-302MPa0.20.246塔顶压力YJ-302MPa<0.37塔液面%40608空冷风机电流A<576.2加氢精制装置工艺指标6.2.1 反应系统工艺指标序号项目仪表位号单位控制指标备注1反应器床层最高温度YEW-17C3604102反应器出口C3604103反应器壁温TEW-17C<2804空速h-1全4.05新氢纯度%三906循环氢纯度%三787反应器压力YJ-407MPa7.011.08系统压差MPa<3.09炉出口温度YJT-401C<40010新氢出对流室温度YEW-64C<43011氢油比m3/

39、m3>40012辐射管壁温YEW-75C<58513燃料气压力YJT-111MPa0.050.1514炉膛温度YEW-79C<85015空冷入口温度YEW-25C<24016空冷出口温度YEW-26c<6017序号项目仪表位号单位控制指标备注1炉出口温度YJT-501C2102802炉膛温度YET-26C<6903过热蒸汽温度YET-19C2804504过热蒸汽压力PRC-101MPa0.240.35瓦斯压力YJT-202MPa0.20.246塔顶压力YJ-501MPa<0.37塔液面%40608空冷风机电流A<577中间产品化验分析指标7.1

40、分析项目：A、密度；B、储程；C、凝固点；D、水分；E、澳价；F、碱性氢(ppm);G、总氢；H、烯煌;卜烷、环烷; J、芳煌; K平均分子量；L、闪点M、浊点；N粘度m3/s。7.2 分析方法：7.2.1 密度(GB1884 83):用密度计法测定产品密度。7.2.2 微程(GB255 77):采用恩氏蒸储法，100ml试样在规定的仪器及实验条件下，按产品性质的要求进行蒸储，系统的观察温度读数和冷凝体积，然后从这些数据中算出结果。7.2.3 凝固点(GB510-88)测定方法是将试样装在规定的试管中，并冷却到预期的温度时，将试管倾斜45度经过1分钟，观察液面是否移动。7.2.4 水分(GB2

41、60 77)一定量的试样与无水溶剂混合，进行蒸储测定其水分含量并以百分数表示。7.2.5 澳价(SH/T0236 93)将试样溶解于滴定溶剂中，以甲基橙为指示剂，用澳酸钾-澳化钾标准滴定溶液滴定至红色消失为止。用100g试样所消耗的澳的克数表示澳值。7.2.6 碱性氮(ZBE30.003 85)将样品溶于苯一冰乙酸混合溶剂中，以甲基橙或结晶紫为指示剂，用高氯酸一冰乙酸标准溶液滴定样品中的碱性氮，至溶液由紫变蓝。根据消耗的高氯酸-冰乙酸标准溶液的浓度和体积，计算样品中碱性氮含量。7.2.7 总氮(ZBE30.012 88)将试样在加有亚硒酸催化剂的硫酸中进行煮鲜，煮解产物硫酸钱直接用次氯酸钠-香

42、草酚比色法测定。7.2.8 烷胫、环烷煌 (SH/T0240 92)用色谱法测定试样中烷、环烷烧含量。7.2.9 芳煌 (QSH013.1.034 9)用液相色谱法测定芳煌含量7.2.10 平均分子量（ZBE30.010 88）将一定量的试样溶解在溶剂里，测出溶剂的冰点降低值后，用拉乌尔定律计算出试样的平均分子量。7.2.11 闪点（ GB216 83）试样在连续搅拌下用很慢的恒定速率加热。在规定的温度间隔，同时中断搅拌的情况下，将一小火焰引入杯内。试验火焰引起试样上的蒸汽闪火时的最低温度作为闪点。7.2.12 浊点（GB3986 86）以规定速度冷却试样，并定期观测，留在试管底部开始看到浑浊

43、时的温度，记录为浊点。7.2.13 粘度（GB265 88）在某一恒定温度下，测定一定体积的液体在重力下流过一个标定好的玻璃毛细管粘度计的时间，粘度计的毛细管常数与流动时间的乘积，即为该温度下测定液体的运动粘度。在温度t 时的运动粘度用符号Vt 表示。该温度下运动粘度和同温度下液体的密度之积为该温度下液体的动力粘度。用符号丫表示。第四章 工艺控制理论1 影响加氢操作的因素：影响加氢过程的主要参数是反应压力、反应温度、空速、氢油比、原料油性质和催化剂性能。1.1 反应压力反应压力对加氢精制、裂化过程的影响是通过系统中的氢分压来实现的，后者决定于操作总压、氢油比、循环氢纯度及原料气化率。加氢反应是

44、分子数减少的反应，提高反应压力对加氢反应热力学有利。加氢的反应速度，应遵守物质作用定律，即和氢分压成正比，并且提高氢分压有利于原料油的汽化而使催化剂上的液膜厚度减小，有利于氢向催化剂表面扩散，但压力过高会增加液膜厚度，从而增加H 2 扩散的阻力；从反应时间来说，提高反应压力，即增长反应时间，有利于转化率的提高，减少过程积碳。对加氢裂化过程的影响是通过系统中的氢分压来实现的，氢分压决定于操作总压、氢油比、循环氢纯度及原料气化率。加氢裂化是分子数减少的反应，提高压力对加氢反应热力学有利。不管是对气相还是气液混相的加氢裂化反应，提高总压也就提高了氢分压，加氢裂化反应速度就加快。此外，反应压力的提高使

45、单位反应体积的原料浓度增加，延长了实际反应时间，使转化率增加。由于循环芳烃和有机氮化物的含量一般是随原料的干点提高而增加的，结构也不完全相同。他们在二次加工生成油中比在直馏原料中的含量也高，因此必须提高氢分压才能维持一定的转化深度。在催化剂和一定反应温度下，所选用的反应压力能保证稠环芳烃有足够的平衡转化率。提高反应压力虽有利于促进氮化物的加氢裂解和抑制缩合反应，因而减缓催化剂表面积碳速率，延长催化剂使用寿命，但设备投资增加、氢耗、能耗增加。但降低反应压力，使氢浓度降低将导致催化剂表面上酸性中心结焦，加快积碳速度和缩短催化剂再生周期。此外，反应压力对加氢裂化反应速度和转化率的影响有因采用的催化剂

46、的类型不同而异。因此反应压力对加氢裂化反应速度和转化率的影响比较复杂，要根据原料性质、催化剂类型、产品要求和经济效益等因素综合考虑。再生产过程中，反应压力基本是不变的。另外，为了保证硫化态的Ni-Mo （W）等加氢组分的活性还必须保持裂化反应器内一定的硫化氢分压。1.2 反应温度反应温度对产品的质量和收率起着较大的作用，是必须严格控制的一个操作参数。加氢裂化过程提高反应温度时，裂解速度提高的最快。因此，随着反应温度的升高，反应产物中低沸点组分的含量增加，烷烃含量增加，而环烷烃含量下降，异构烷烃与正构烷烃的比例下降。加氢精制过程提高反应温度时，能增加加氢饱和、脱硫、脱氮深度，但温度过高，催化剂裂

47、化活性增加，产品溴价反而升高。由于过程积碳及原料油中氮化物使催化剂酸性和活性下降，为了保持所需反应深度，运转后期，反应温度要逐步提高一些。产品质量主要是靠反应温度进行调节。1.3 空速空速反应装置的处理能力，也是控制加氢裂化、加氢精制深度的一个重要参数。在加氢裂化条件下，提高空速，则原料转化率降低，床温下降，氢耗略下降，反应产物中轻组分减少，轻收率下降，中间馏分油收率提高。是调节产品分布的一种分段。对于加氢精制，当要求缓和的加氢精制时，可以在较高的空速下操作，反之，降低空速，精制深度增加。但空速过低，反应器容积一定，处理能力下降。故即要保持一定的精制深度，又能在不较低的空速下操作，就必须相应提

48、高反应温度作为补偿。但反应温度又受催化剂使用寿命的制约，不能太高。因此合理空速的选择应根据进料性质和要求的精制深度全面衡量。1.4 氢油比在加氢系统中需要维持较高的氢分压，而提高氢油比可提高氢分压。这有利于提高原料油的汽化率和降低催化剂表面油膜厚度，使转化率提高，同时也可降低催化剂表面积碳速度。大量循环氢还可有效的将反应热从系统中导出，使整个反应床层温度容易控制平稳。提高氢油比，在许多方面对反应有利，但却增大动力消耗，使操作费用增大。因此，根据条件选择适宜的氢油比。对加氢裂化，由于热效应较大，氢耗较大，气体生成量也较大，因此采用较大的氢油比。在正常条件下，氢油比的小量变化对产品质量和收率影响不

49、是十分显著，故相对来说，氢油比不是很严格的控制指标，允许少许波动，但氢油比不能低于该催化剂的最低允许值。19第五章设备及仪表1设备1.1概述：加氢车间使用的全部设备232台，其中主要设备17台，拥有静设备158台，包括加热炉5台，塔类5台，反应设备类 4台，贮罐77台，换热器设备63台。动设备74台，包括机泵47台，鼓风机27 台，起重运输机械 5台。1.2设备一览表1.2.1塔、反应器j.多称T302T303T501T504设计数据温度c153.7234.8400220320.4222压力（Mpa）0.430.461.30.26实验压力（Mpa0.60.61.625立 0.33介质加氢生成油轻柴油闲置材质筒体0CrA3SPV32封头0CrA3SPV24支座0CrA3A3内部结构浮阀式塔板塔板浮阀式塔板浮蛇塔盘21层保温厚度则超细玻璃棉超细玻璃棉超细玻璃棉超细玻璃棉100规 格mm6 24003 310006 8003 162006 24003 2632737761600/1400 312/18 3 306521.2.2反应器数J以备编号：据反101反401反201设 计 数 据温度C介质<450<450<450壁温<300<300<300压力（Mpa设计15.015.015.0试验24.1