加氢裂化装置设计能力简介

1、加氢裂化装置设计能力简介1.1 装置概况1.1.1 装置简介中国石油乌石化分公司炼油厂新建 100 万吨/ 年加氢裂化装置于 2005 年 5 月 10 日破土动工， 2007年 9 月 30 日实现装置中交。由中油第一建筑公司、中油第七建筑公司共同承建。其基础设计部分由中国石化工程建设公司（原北京设计院）完成，详细设计部分由中国石化工程建设公司（ SEI）和乌石化总厂设计院（ UPDI）共同完成。100 万吨/ 年加氢裂化装置位于炼油厂建南生产规划区，建东侧与消防二队相邻，建西侧与重催装置隔路相望，建北侧与二套低温热装置毗邻，建南侧为规划预留地。装置占地面积 17927.5m2。加氢裂化装置

2、由反应、分馏吸收稳定两部分组成。 装置采用“双剂串联尾油全循环”的加氢裂化工艺。反应部分采用 SEI 成熟的炉前混氢方案； 催化剂的硫化采用干法硫化； 催化剂的钝化采用低氮油注氨的钝化方案； 催化剂再生采用器外再生方案。 分馏部分采用脱硫化氢塔常压塔出柴油方案， 设脱硫化氢塔底重沸炉、分馏进料加热炉；吸收稳定部分采用重石脑油作吸收剂的方案。加氢裂化装置主要原料为炼油厂二套常减压装置的减压蜡油 （VGO）和焦化装置的焦化蜡油 （CGO），主要产品为轻石脑油、重石脑油、轻柴油，副产品为干气、低分气。加氢裂化装置设计能力为 100 万吨/ 年（尾油全循环方案） ，年开工时间为 8400 小时。1.1

3、.2 工艺原理1.1.2.1 加氢精制加氢精制是馏份油在氢压下进行催化改质的统称。是指在催化剂和氢气存在下，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饱和反应。 通过加氢精制可以改善油品的气味、颜色和安定性，提高油品的质量， 满足环保对油品的使用要求。石油馏分加氢精制过程的主要反应包括： 含硫、含氮、含氧化合物等非烃类的加氢分解反应；烯烃和芳烃（主要是稠环芳烃）的加氢饱和反应；此外还有少量的开环、断链和缩合反应。这些反应一般包括一系列平行顺序反应， 构成复杂的反应网络， 而反应深度和速率往往取决于原料油的化学组成、 催化剂以

4、及过程的工艺条件。 一般来说， 氮化物的加氢最为困难， 要求条件最为苛刻， 在满足脱氮的条件下，也能满足脱硫、脱氧的要求。(1) 加氢脱硫反应硫的存在影响了油品的性质， 给油品的加工和使用带来了许多危害。 硫在石油馏分中的含量一般随馏分沸点的上升而增加。含硫化合物主要是硫醇、硫醚、二硫化物、噻吩、苯并噻吩和二苯并噻吩（硫芴）等物质。含硫化合物的加氢反应，在加氢精制条件下石油馏分中的含硫化合物进行氢解，转化成相应的烃和 H2S，从而硫杂原子被脱掉。几种含硫化合物的加氢精制反应如下：硫醇通常集中在低沸点馏分中，随着沸点的上升硫醇含量显著下降， 300的馏分中几乎不含硫醇。硫醇加氢时发生 C-S 键

5、断裂，硫以硫化氢形式脱除。硫醚存在于中沸点馏分中， 300500馏分的硫化物中，硫醚可占 50%；重质馏分中，硫醚含量一般下降。硫醚加氢时首先生成硫醇，再进一步脱硫。二硫化物一般含于 110以上馏分中，在 300以上馏分中其含量无法测定。二硫化物加氢反应转化为烃和 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，在氢气不足条件下，中间生成的硫醇也能转化成硫醚。杂环硫化物是中沸点馏分中的主要硫化物。沸点在 400以上的杂环硫化物，多属于单环环烷烃衍生物，多环衍生物的浓度随分子环数增加而下降。噻吩与四氢噻吩的加氢反应首先是杂环加氢饱和，然后是 C-S

6、键断裂（开环）生成硫醇， （中间产物有丁二烯生成，并且很快加氢成丁烯）最后加氢成丁烷和硫化氢。苯并噻吩加氢反应如下：二苯并噻吩（硫芴）加氢反应如下：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、 硫醚、 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。和氮化物加氢脱氮反应相似，环状硫化物的稳定性比链状硫化物高，且环数越多， 稳定性越高， 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程中的反应活性，

7、因分子结构和分子大小不同而异， 按以下顺序递减：硫醇（ RSH）二硫化物（ RSSR）硫醚（ RSR）氢化噻吩噻吩。噻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： 噻吩苯并噻吩二苯并噻吩甲基取代的苯并噻吩。(2) 加氢脱氮反应氮化物的存在对油品的使用有很大的影响。 含有机氮化物的燃料燃烧时会排放出 NOx污染环境； 作为催化过程的进料，含氮化合物会使催化剂中毒而失活；含氮化合物对产品质量包括稳定性也有危害，常常采用加氢精制的办法进行油品脱氮。石油馏分中的氮化物主要是杂环氮化物， 非杂环氮化物含量很少。 石油中的氮含量一般随馏分沸点的增高而增加，在较轻的馏分中

8、，单环、双环杂环含氮化合物（吡啶、喹啉、吡咯、吲哚等）占支配地位，而稠环含氮化合物则浓集在较重的馏分中。含氮化合物大致可以分为：脂肪胺及芳香胺类，吡啶、喹啉类型的碱性杂环化合物，吡咯、咔唑型的非碱性氮化物。在各族氮化物中 , 脂肪胺类的反应能力最强 , 芳香胺 ( 烷基苯胺 ) 等较难反应。 无论脂肪族胺或芳香族胺都能以环状氮化物分解的中间产物形态出现， 碱性或非碱性氮化物 （特别是多环氮化物） 都是比较不活波的。在石油馏份中，氮含量很少（不超过几个 ppm），氮化物的含量随馏分本身分子量的增大而增加。在加氢精制过程中， 氮化物在氢作用下转化为 NH3和烃， 从而脱除石油馏分中的氮， 达到精制

9、的要求。几种含氮化合物的加氢精制反应如下：脂肪胺在石油馏分中的含量很少，它们是杂环氮化物开环反应的主要中间产物，很容易加氢脱氮。腈类可以看作是氢氰酸（ HCN）分子中的氢原子被烃基取代而生成的一类化合物（ RCN）。石油馏分中含量很少，较容易加氢生成脂肪胺，进一步加氢， C-N 键断裂释放出 NH3而脱氮。苯胺加氢在所有的反应条件下主要烃产物是环己烷。六员杂环氮化物吡啶的加氢脱氮如下：六员杂环氮化物中的喹啉是吡啶的苯同系物，加氢脱氮反应如下：五员杂环氮化物吡咯的加氢脱氮包括五员环加氢、四氢吡咯 C-N 键断裂以及正丁烷的脱氮。五员杂环氮化物吲哚的加氢脱氮反应大致如下：五员杂环氮化物咔唑加氢脱氮

10、反应如下：加氢脱氮反应基本上可分为不饱和系统的加氢和 C-N 键断裂两步。 由以上反应总结出以下规律： 单环化合物的加氢活性顺序为：吡啶（ 280）吡咯（ 350）苯胺（ 350）苯类（ 450）；由于聚核芳环的存在，含氮杂环的加氢活性提高了，且含氮杂环较碳环活泼的多。根据加氢脱氮反应的热力学角度来看， 氮化物在一定温度下需要较高的氢分压才能进行加氢脱氮反应，为了脱氮安全，一般采用比脱硫反应更高的压力。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合物。(3) 含氧化合物的氢解反应石油馏份中氧化

11、物的含量很小，原油中含有环烷酸、脂肪酸、酯、醚和酚等。在蒸馏过程中这些化合物都发生部分分解转入各馏份中。 石油馏分中经常遇到的含氧化合物是环烷酸， 二次产品中也有酚类，这些氧化物加氢转化为水和烃。 含氧化合物的氢解反应， 能有效的脱除石油馏分中的氧， 达到精制目的。几种含氧化合物的氢解反应如下：酸类化合物的加氢反应：酮类化合物的加氢反应：环烷酸和羧酸在加氢条件下进行脱羧基和羧基转化为甲基的反应，环烷酸加氢成为环烷烃。苯酚类加氢成芳烃：呋喃类加氢开环饱和：在加氢进料中各种非烃类化合物同时存在。 加氢精制反应过程中， 脱硫反应最易进行， 无需对芳环先饱和而直接脱硫， 故反应速率大耗氢小；脱氧反应次

12、之，脱氧化合物的脱氧类似于含氮化合物， 先加氢饱和，后 C-杂原子键断裂；而脱氮反应最难。反应系统中，硫化氢的存在对脱氮反应一般有一定促进作用。在低温下， 硫化氢和氮化物的竞争吸附而抑制了脱氮反应。在高温条件下，硫化氢的存在增加催化剂对 C-N 键断裂的催化活性，从而加快了总的脱氮反应，促进作用更为明显。(4) 加氢脱金属反应金属有机化合物大部分存在于重质石油馏分中， 特别是渣油中。 加氢精制过程中， 所有金属有机物都发生氢解， 生成的金属沉积在催化剂表面使催化剂减活， 导致床层压降上升， 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。 当装置出口的反应物中金属超过规定要求时即认为

13、一个周期结束。被砷或铅污染的催化剂一般可以保证加氢精制的使用性能， 这时决定操作周期的是催化剂床层的堵塞程度。在石脑油中，有时会含有砷、铅、铜等金属，它们来自原油，或是储存时由于添加剂的加入引起污染。来自高温热解的石脑油含有有机硅化物， 它们是在加氢精制前面设备用做破沫剂而加入的， 分解很快，不能用再生的方法脱除。 重质石油馏分和渣油脱沥青油中含有金属镍和钒， 分别以镍的卟啉系化合物和钒的卟啉系化合物状态存在， 这些大分子在较高氢压下进行一定程度的加氢和氢解， 在催化剂表面形成镍和钒的沉积。 一般来说， 以镍为基础的化合物反应活性比钒络合物要差一些， 后者大部分沉积在催化剂的外表面，而镍更多的

14、穿入到颗粒内部。(5) 不饱和烃的加氢饱和反应直馏石油馏分中， 不饱和烃含量很少， 二次加工油中含有大量不饱和烃， 这些不饱和烃在加氢精制条件下很容易饱和，代表性反应为：值得注意的是烯烃饱和反应是放热反应， 对不饱和烃含量较高的原料油加氢， 要注意控制床层温度，防止超温。加氢反应器都设有冷氢盘，可以靠打冷氢来控制温升。(6) 芳烃加氢饱和反应加氢精制原料油中的芳烃加氢，主要是稠环芳烃（萘系和蒽、菲系化合物）的加氢，单环芳烃是较难加氢饱和的，芳环上带有烷基侧链，则芳香环的加氢会变得困难。以萘和菲的加氢反应为例：提高反应温度， 芳烃加氢转化率下降；提高反应压力，芳烃加氢转化率增大。芳烃加氢是逐环依

15、次进行加氢饱和的， 第一个环的饱和较容易， 之后加氢难度随加氢深度逐环增加； 每个环的加氢反应都是可逆反应，并处于平衡状态；稠环芳烃的加氢深度往往受化学平衡的控制。加氢精制中各类加氢反应由易到难的程度顺序如下：C-O、C-S 及 C-N 键的断裂远比 C-C 键断裂容易；脱硫脱氧脱氮；环烯烯芳烃；多环双环单环。1.1.2.2 加氢裂化加氢裂化就是在催化剂作用下， 烃类和非烃类化合物加氢转化，烷烃、 烯烃进行裂化、 异构化和少量环化反应，多环化物最终转化为单环化物。加氢裂化采用具有裂化和加氢两种作用的双功能催化剂，因此，加氢裂化实质上是在氢压下进行的催化裂化。加氢裂化过程是在较高压力下， 烃类分

16、子与氢气在催化剂表面进行裂解和加氢反应生成较小分子的转化过程，同时也发生加氢脱硫、脱氮和不饱和烃的加氢反应。其化学反应包括饱和、还原、裂化和异构化。烃类在加氢条件下的反应方向和深度，取决于烃的组成、 催化剂的性能以及操作条件等因素。 在加氢裂化过程中， 烃类反应遵循以下规律： 提高反应温度会加剧 C-C键断裂， 即烷烃的加氢裂化、 环烷烃断环和烷基芳烃的断链。 如果反应温度较高而氢分压不高也会使 C-H键断裂，生成烯烃、氢和芳烃。 提高反应压力，有利于 C=C键的饱和，降低压力有利于烷烃进行脱氢反应生成烯烃，烯烃环化生成芳烃。在压力较低而温度又较高时， 还会发生缩合反应， 直至生成焦炭。 加氢

17、裂化催化剂既要有加氢活性中心又要有酸性中心，这就是双功能催化剂。酸性功能由催化剂的担体（硅铝或沸石）提供，而催化剂的金属组分（铂或钨、钼、镍的氧化物等）提供加氢功能。在加氢过程中采用双功能催化剂，使烃类加氢裂化的结果在很大程度上决定于催化剂的加氢活性和酸性活性以及它们之间的比例关系。 加氢裂化催化剂分为具有高加氢活性和低酸性，以及低加氢活性和高酸性活性两种。(1) 烷烃、烯烃的加氢裂化反应烷烃（烯烃）在加氢裂化过程中主要进行裂化、异构化和少量环化的反应。 烷烃在高压下加氢反应而生成低分子烷烃，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：反应生成的烯烃先进行异构

18、化随即被加氢成异构烷烃。烷烃加氢裂化反应的通式：长链烷烃加氢裂化生成一个烯烃分子和一个短链烷烃分子， 烯烃进一步加氢变成相应烷烃， 烷烃也可以异构化变成异构烷烃。烷烃加氢裂化的反应速度随着烷烃分子量的增大而加快。 在加氢裂化条件下烷烃的异构化速度也随着分子量的增大而加快。 烷烃加氢裂化深度及产品组成， 取决于烷烃碳离子的异构、 分解和稳定速度以及这三个反应速度的比例关系。 改变催化剂的加氢活性和酸性活性的比例关系， 就能够使所希望的反应产物达到最佳比值。烯烃加氢裂化反应生成相应的烷烃，或进一步发生环化、裂化、异构化等反应。(2) 环烷烃的加氢裂化反应单环环烷烃在加氢裂化过程中发生异构化、断环、

19、 脱烷基链反应， 以及不明显的脱氢反应。 环烷烃加氢裂化时反应方向因催化剂的加氢和酸性活性的强弱不同而有区别，一般先迅速进行异构然后裂化，反应历程如下：带长侧链的环烷烃， 主要反应为断链和异构化， 不能进行环化， 单环可进一步异构化生成低沸点烷烃和其它烃类， 一般不发生脱氢现象。 长侧链单环六元环烷烃在高催化剂上进行加氢裂化时， 主要发生断链反应， 六元环比较稳定，很少发生断环。 短侧链单环六元环烷烃在高酸性催化剂上加氢裂化时， 直接断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。 而这些环戊烷是由环己烷经异构化生成的。双环环烷烃在加氢裂化时， 首先发生一个环的异构化生成五元环衍

20、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。多元环在加氢裂化反应中环数逐渐减少， 即首先第一个环加氢饱和而后开环， 然后第二个环加氢饱和再开环， 到最后剩下单环就不在开环。 至于是否保留双环则取决于裂解深度。 裂化产物中单环及双环的饱和程序，主要取决于反应压力和温度，压力越高、温度越低则双环芳烃越少， 苯环也大部分加氢饱和。(3) 芳香烃的加氢裂化反应在加氢裂化的条件下发生芳香环的加氢饱和而成为环烷烃。 苯环是很稳定的， 不易开环， 一般认为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

21、侧链断开， 反应式如下：烷基苯是先裂化后异构， 带有长侧链的单环芳烃断侧链去掉烷基， 也可以进行环化生成双环化合物。稠环芳烃部分饱和并开环及加氢而生成单环或双环芳烃及环烷烃， 只有极少量稠环芳烃在循环油中积累。 稠环芳烃主要发生氢解反应， 生成相应的带侧链单环芳烃， 也可进一步断侧链， 它的加氢和断环是逐次进行的，具有逐环饱和、开环的特点。稠环芳烃第一个环加氢较易，全部芳烃加氢很困难，第一个环加氢后继续进行断环反应相对要容易的多。 所以稠环芳烃加氢的有利途径是： 一个芳烃环加氢， 接着发生的环烷发生断环（或经过异构化成五元环） ，然后再进行第二个环的加氢。芳香烃上有烷基侧链存在会使芳烃加氢变得

22、困难。以萘为例其加氢裂化反应如下：烃类加氢裂化反应总结如下：反应物 主要反应 主要产物烷烃 异构化、裂化 较低分子异构烷烃单环环烷烃 异构化、脱烷基 C 6C8 环戊烷及低分子异构烷烃双环环烷烃 异构化、开环、脱烷基 C 6C8 环戊烷及低分子异构烷烃烷基苯 异构化、脱烷基、歧化加氢 C 7C8 烷基苯、低分子异构烷烃及环烷烃双环芳烃 环烷环开环、脱烷基 C 7C8 烷基苯、低分子异构烷烃及环烷烃双环及稠环芳烃 逐环加氢、开环、脱烷基 C 7C8 烷基苯、低分子异构烷烃及环烷烃烯烃 异构化、裂化、加氢 较低分子异构烷烃根据加氢反应的基本原理可归纳加氢裂化有以下特点： 加氢裂化产物中硫、 氮和烯

23、烃含量极低； 烷烃裂解的同时深度异构，因此加氢裂化产物中异构烷烃含量高；裂解气体以 C4 为主，干气较少，异丁烷与正丁烷的比例可达到甚至超过热力学平衡值； 稠环芳烃可深度转化而进入裂解产物中， 所以绝大部分芳烃不在未转化原料中积累； 改变催化剂的性能和反应条件， 可控制裂解的深度和选择性； 加氢裂化耗氢量很高，甚至可达 4%；加氢裂化需要较高的反应压力。1.1.3 工艺流程说明1.1.3.1 反应系统工艺流程建北油品罐区来原料混合蜡油进入原料油缓冲罐 D-101，经升压泵 P-101A/B 升压后，先与中段回流（ E-105）、循环尾油（ E-106 ）、产品柴油（ E-107）换热后，再经过

24、自动反冲洗过滤器（ SR-101A/B、C、D）过滤后， 进入滤后原料油缓冲罐 D-102。原料油经反应进料泵 （P-102A/B ）升压后与混合氢混和，混氢原料油经反应产物换热（ E-101A/B ），然后进入反应进料加热炉（ F-101 ）加热。混氢原料油在反应进料加热炉内加热至所需的温度后进入加氢精制反应器（ R-101），在催化剂作用下进行加氢精制反应，反应产物精制油进入加氢裂化反应器 （R-102），在催化剂的作用下进行加氢裂化反应。 催化剂床层间设有控制反应温度及床层温升的急冷氢。反应产物经与混氢原料油换热后，进入热高压分离器（ D-103）。装置外（大芳烃氢提浓 PSA装置）来的

25、补充氢由新氢压缩机（ K-101A/B 、C）升压后与循环氢混合。混合氢先与热高分气（ E-103）进行换热，再和原料油混合。从热高压分离器分离出的液体 ( 热高分油 )经调节阀降压，减压后进入热低压分离器（ D-104）进一步在低压下将其溶解的气体闪蒸出来。气体 ( 热高分气 ) 与冷低分油（ E-102）和混合氢（ E-103）换热，最后由热高分气空冷器（ A-101/A-H ）冷却至 50左右进入冷高压分离器（ D-105），进行气、油、水三相分离。 为防止热高分气中 NH3和 H2S在低温下生成铵盐结晶析出， 堵塞空冷器， 在热高分气进入空冷器前注入除盐水。从冷高压分离器分离出的气体

26、( 循环氢 ) ，经循环氢压缩机分液罐 （D-107），由循环氢压缩机 （K-102）升压后， 返回反应部分同补充氢混合。 从冷高压分离器分离出的液体 ( 冷高分油 ) 减压后进入冷低压分离器（D-106），继续进行气、油、水三相分离。冷高分底部的含硫污水减压后进入冷低压分离器。从冷低压分离器分离出的气体 (低分气 )不经处理直接送往重催精制单元脱硫； 液体 ( 冷低分油 ) 经与热高分气换热后进入脱硫化氢塔， 含硫污水减压后送出装置至第三套污水汽提装置处理。 从热低压分离器 （D-104）分离出的气体 ( 热低分气 ) 经过空冷器（ A-102A/B ）冷却后至冷低压分离器（ D-106），

27、液体 ( 热低分油 )直接进入脱硫化氢塔（ C-201）。1.1.3.2 分馏系统工艺流程自反应部分来的生成油进入脱硫化氢塔 (C-201) 第 16 层塔盘，塔底油经脱硫化氢塔循环泵（P-209A/B ）分两路进入塔底重沸炉 (F-201) 加热。脱硫化氢塔顶油气经空冷器 （A-201）、水冷器（E-201）冷却后进入脱硫化氢塔顶回流罐 (D-201) 。回流罐顶气体送至吸收脱吸塔 (C-205) ；液相则大部分经脱硫化氢塔顶回流泵送回脱硫化氢塔顶作为回流， 小部分送至吸收脱吸塔二中段回流入口； 含硫污水送至装置外污水汽提装置处理。 脱硫化氢塔底油先与循环尾油换热（ E-202），再进入分馏

28、进料闪蒸罐（ D-206）进行部分闪蒸， D-206 顶气相直接进入分馏塔（ C-202）第 16 层塔盘， D-206 底部液体经脱硫化氢塔底泵（P-210）增压后，分两路进入反应进料加热炉对流室预热，再进入分馏进料加热炉 (F-202) ，加热至分馏所需要的温度进入产品分馏塔 (C-202) 第 8 层塔盘。分馏塔底吹入 1.0MPa过热蒸汽。分馏塔塔顶气相经分馏塔顶空冷器（ A-202）冷凝冷却后， 进入分馏塔回流罐 (D-202) 。部分液体作为塔顶回流经分馏塔顶回流泵 （P-203）打入分馏塔塔顶， 部分与 E-203 换热后进入石脑油分馏塔 (C-204)第 16 层塔盘。分馏塔顶

29、冷凝水泵（ P-202）送至注水罐（ D-108）回收利用。C-204 塔底重沸器用分馏塔中段回流做为热源，在塔顶分出轻石脑油，轻石脑油经塔顶空冷器（ A-203）冷却后，进入石脑油分馏塔顶回流罐（ D-203），轻石脑油经塔顶回流泵（ P-208）增压后，部分回流至塔顶，部分作为产品送出装置。塔底重石脑油经石脑油分馏塔底泵（ P-204 ）增压后，先与进料换热，再经重石脑油空冷器（ A-205）、水冷器（ E-204）冷却后一部分去吸收脱吸塔（ C-205）作为吸收剂，一部分送出装置去建南重整原料罐区储存。在空冷器（ A-205）之前引出一路重石脑油热流，直接送往连续重整装置。分馏塔设两个侧

30、线抽出，分别为 32 层塔盘处、 21 层塔盘处柴油，去柴油侧线汽提塔 (C-203) 。柴油产品在柴油汽提塔中被 1.0MPa(G) 过热蒸汽汽提后，依次经原料油换热器（ E-107）、稳定塔进料换热器（E-208）、吸收脱吸塔底重沸器（ E-205 ）换热，最后经柴油空冷器（ A-206）冷却后送出装置；从分馏塔底抽出的油品为循环尾油， 由分馏塔底泵 （P-206 ）抽出依次经循环油与分馏进料换热器 （E-202）、稳定塔底重沸器（ E-210 ）、尾油与原料油换热器（ E-106）换热后，流向分两路，一路可做为全循环，循环回滤后原料油缓冲罐 （D-102），同时，另一路可做为部分尾油外甩

31、出装置的灵活操作手段，经尾油产品空冷器 A-207 冷却后送出装置。分馏塔 21 层塔盘处设有一个中段回流，经中段回流泵（ P-207）抽出增压后， 先后为石脑油分馏塔底重沸器（ E-211）提供热量和与原料油（ E-105 ）进行换热，换热后返回塔内第 24 层塔盘上方。1.1.3.3 吸收稳定系统工艺流程来自脱硫化氢塔顶回流罐（ D-201）的气相进入吸收脱吸塔（ C-205）第 27 层塔盘上方，经重石脑油吸收液化气组分后， 被送至重催精制系统干气脱硫装置进行脱硫处理。 塔底油与柴油换热器 （E-208）换热后， 进入石脑油稳定塔 (C-206) 第 22 层塔盘上方。 吸收脱吸塔所需要

32、的热量由塔底重沸器 （E-210）提供。吸收脱吸塔还设两个中段回流，分别经一、二中段回流泵 P-212、P-213 抽出，由一、二中回流冷却器 E-206 、E-207 取热后，返回塔内。石脑油稳定塔 （C-206）顶油气经空冷器 （A-204）、水冷器（E-209）冷却后， 进入塔顶回流罐 D-204。液相大部分作为回流经稳定塔顶回流泵（ P-211）打回稳定塔顶，小部分作为液化气送至重催精制系统液化气脱硫装置进行脱硫处理。石脑油稳定塔底油为混合石脑油，自压返回石脑油分馏塔进行分离。1.1.4 工艺原则流程图见装置工艺流程图册1.2 工艺指标1.2.1 原料指标1.2.1.1 原 料油性质单

33、位 减压蜡油（ VGO） 焦化蜡油（ CGO）进料量 kg/h 100881 18167进料比例 % 84.74 15.263 0.8946 0.922 比重15.6 g/cm饱和烃 wt% 78.5 64.22芳烃 wt% 21.4 31.22胶质 wt% 0.1 4.56硫含量 ppm 3300 4200氮含量 ppm 2000 1926金属含量 g/g铁 5 3.52镍+钒 1 1钙 2.0 2.0钠 2.0 2.0残炭 m% 0.1 0.4馏程 (D1160) Deg CIBP 379 23910% 385 39730% 407 41850% 436 45370% 464 48190%

34、 510 528EBP 540 5521.2.1.2 氢气性质氢气来源于大芳烃项目 60000Nm3/h 变压吸附（ PSA）装置，其组成为：组分 含量氢气，vol.% 99C1 0.9C2 0.1C3 余量CO + C O2，vol.ppm 20其中：CO，vol.ppm 10H2S，vol.ppm 不限HCl，vol.ppm 痕量1.2.1.3 催化剂性质催化剂和保护剂：催化剂选用抚顺石油化工研究院开发的 FF-26A 精制催化剂、 3976 裂化催化剂和FF-26 A 后精制剂，保护剂选用 FZC-100、FZC-102B、FZC-103。FZC 系列保护剂的主要物化性质：检验项目 FZ

35、C-100 FZC-102B FZC-103形状 七孔球 拉西环 拉西环粒径/mm 1518 4.9 5.2 3.3 3.6内孔径 /mm 2.0 3.0 2.0 2.4 1.0 1.2长度/mm 310 38 -1 0.15 0.30 0.60 0.80 0.50 0.65孔容/ml g比表面 /m 2g-1 130 260330 150220堆密度 /g ml-1 0.75 0.85 0.44 0.50 0.56 0.62 -1 200/ 粒 2.0 3.0强度/Nmm磨耗， m % 2.0 2.0 2.0MoO3/m% 4.0 6.0 6.0 8.0NiO/m% 1.0 1.5 1.5

36、2.5FF-26A 精制剂主要物化性质：项 目 指 标化学组成， m%MoO3 22.5 26.0NiO 3.4 3.8P 0.90 1.3Al 2O3 余量物化性质比表面积， m 2/g 155孔 容，ml/g 0.30堆积密度， g/100ml 8894压碎强度， N/mm 15形 状 三叶草条长 度，mm 38颗粒直径， mm 1.1 1.3磨 耗，m% 1.5烧 减，m% 2.03976 裂化剂主要物化性质：3976 催化剂 指 标化学组成， m%:WO3 22.0 27.0NiO 5.0 6.6SiO2 26.0 31.0Al 2O3 余量Na2O 0.28比表面积， m2/g 25

37、0形状 圆柱条颗粒直径， mm 1.5 1.7平均长度， mm 38粒度分布， 3-8mm 80%堆积密度， g/100ml 8393压碎强度， N/mm 18磨耗， m% 1.5烧减， m% 3.01.2.2 半成品、成品指标本装置的主要产品是轻石脑油、 重石脑油、柴油和循环尾油。 柴油作为优质调和组分。 重石脑油作为重整原料，轻石脑油可作乙烯裂解原料。1.2.2.1 反应初期产品性质产品 轻石脑油 重石脑油 柴油 循环油馏程范围， 3603密度(20 ) ，g/cm0.6503 0.7338 0.8069 0.8368总硫， ppm 1 0.5 10 10总氮， ppm 0.5 0.5 1

38、 5凝点， 55 /芳烃含量， V% 15多环芳烃， V% 50十六烷值 581.2.2.2 反应末期产品性质产品 轻石脑油 重石脑油 柴油 循环油馏程范围， 360 密度(20)，g/cm30.6514 0.7351 0.8102 0.83981 0.5 10 10 总硫， ppm总氮， ppm凝点，闪点，芳烃含量， V%多环芳烃， V%0.585/830.5155 15250206234277331345574254434715225411.2.2.3 副产品指标（1）液化气温度 40，压力 1.4MPa，组成（ V ）组成， Wt% 反应初期 反应末期C3 23.12 23.13NC4

39、24.17 24.78IC4 47.40 47.55H2S 0.33 0.27NH3 0.33 0.27C5+ 4.65 4.00平均分子量 54.08 54.09（2）干气温度 46，压力 0.8 MPa，组成（ V）组成， V% 反应初期 反应末期H2 58.78 54.07C1 18.35 20.02C2 14.41 16.37C3 1.02 1.96H2S 3.31 3.26NH3 0.25 0.36H2O 1.69 1.71C5+ 2.19 2.25平均分子量 12.47 13.69（3）低分气温度 55，压力 2.3MPa，组成低分气 反应末期 反应末期H2 0.76184 0.7

40、8531C1 0.10433 0.09163C2 0.02242 0.01908C3 0.03345 0.02962C4 0.00986 0.00875IC 4 0.02434 0.02187H2S 0.00403 0.00412NH3 0.00121 0.00124H2O 0.00816 0.00814+C50.03036 0.030251.2.3 公用工程指标（1）低压蒸汽压力： 0.851.25MPa，温度： 230280（2）氮气高压事故氮气：压力： 7.5MPa，温度：环境温度中压吹扫氮气：压力： 2.0MPa，温度：环境温度空分低压氮气：压力： 0.70.1MPa，温度：环境温度化

41、肥低压氮气：压力： 0.420.02MPa，温度：环境温度（3）新鲜水压力： 0.8MPa，温度：常温（4）循环水给水压力： 230280，给水温度： T冬28，T 夏25（5）除盐水压力： 0.5MPa，界区温度： 40（6）非净化风（工业风）界区温度：环境温度，压力： 0.36MPa；露点： -40，含尘直径： 10m（7）净化风（仪表风）界区温度：环境温度，压力： 0.4MPa。露点： -45，含尘直径： 10m（8）低温热水给水压力： 0.7MPa，给水温度： TR85（9）高压电35KV 5%，交流三相二线制； 6KV 5%，交流三相二线制，中性点经消弧线圈接地（10）低压电380/

42、220V ，交流三相四线制，中性点直接接地（ TN-C-S ）1.2.4 主要操作条件反应器主要操作条件反应器 精制反应器（ R-101） 裂化反应器（ R-102）催化剂 FZC/FF-26A 3976/FF-26A新鲜进料量， m3/h 132.5 循环油量， m3/h 56.8 反应器入口压力 ,MPa(g) 15.9 入口 360/396 377/408温度, 出口 388/420 385/415保护剂 12.9空速( 新 主催化剂 1.29 1.71鲜油+循环后精制剂 12.9 -1 主催化剂总空速 0.70油),hr总空速 0.66反应器床层个数 2 4反应器入口氢油比 ,nm3/

43、m3 760 精制油氮含量 ppm 10 单程转化率， w% 70化学耗氢 2.86/2.89高低压分离器操作条件指标 冷高分 (D-105) 冷低分 (D-106) 热高分 (D-103) 热低分 (D-104)温度， 50 50 240 240压力， MPa（表） 14.6 2.5 14.9 2.6加热炉操作条件指标反应进料加热炉（F-101）脱硫化氢塔重沸炉（F-201 ）分馏进料加热炉炉（F-202）入口温度， 330/366 （初期 / 末期） 246 238出口温度， 360/396 （初期 / 末期） 279 360入口压力， MPa（表） 16.4 1.6 1.0各塔的操作条件

44、 脱硫化氢汽 石脑油稳定指标 分馏塔 柴油汽提塔 石脑油分馏塔 吸收解吸塔提塔 塔塔顶温度， 89 132 186 81 46 69操作压力， MPa（表） 0.95 0.1 0.1 0.3 0.85 1.0进料温度， 213 365 226 133 40 110塔顶回流温度， 40 55 40 40塔底温度， 280 350 350 152 122 170塔底吹气量， t/h 1.2 0.5 1.2.5 原材料消耗、公用工程消耗及能耗消耗指标1.2.5.1 燃料气序号 使用地点或用途 燃料气 ,kg/h 备 注1 反应进料 加热炉 936 热值 11839kcal/kg2 脱硫化氢塔底重沸炉

45、 684 热值 11839kcal/kg3 分馏塔进料加热炉 900 热值 11839kcal/kg4 合计 2520 1.2.5.2 电设备台数，台 设备容量， kw 序使用地点或用途 电压 V 轴功率 kw 备注 号操作 备用 操作 备用1 新氢机(K-101) 主机 6000 2 1 26202 2620 238022 新氢机 (K-101) 油箱加热器 380 2 1 62 6 (5) 间断3 新氢机 (K-101) 冷却水泵 380 1 1 22 22 184 新氢机 (K-101) 盘车齿轮泵 380 2 1 302 30 (48) 间断5 新氢机 (K-101) 润滑油泵 380

46、 2 1 152 15 96 新氢机 K-101 润滑油加热器 220 2 1 0.5 0.25 (0.4) 间断7 循环氢机 (K-102) 润滑油泵 380 1 1 1 1 0.88 汽轮机水泵 380 1 1 7.5 7.5 69 原料油升压泵（ P-101/A,B ） 380 1 1 90 90 67.510 反应进料泵 (P-102/A,B) 6000 1 1 1800 1800 1472.211 主电机空间加热器 220 1 1 1 1 (0.8) 间断12 油站加热器 380 1 1 8 8 (6) 间断13 油站螺杆泵 380 1 1 4 4 3.214 注水泵(P-103/A

47、,B) 380 1 1 110 110 8915 主电机空间加热器 220 1 1 1.8 1.8 (1.5) 间断16 硫化剂泵（ P-105） 380 1 30 30 (18.4) 开工用17 注氨泵（ P-106） 380 1 30 30 (18.4) 开工用18 反冲洗污油泵 (P-107/A,B) 380 1 1 22 22 (16.6) 间断19 阻垢剂泵（ P-108A/B ） 380 1 1 0.75 0.75 0.520 多硫化钠泵（ P-109A/B ） 380 1 1 0.75 0.75 0.521 开工循环油泵 (P-110) 380 1 132 (102.4) 开工用

48、脱硫化氢塔顶回流泵22 380 1 1 45 45 29.3(P-201/A,B)23 分馏塔顶冷凝水泵 (P-202/A,B) 380 1 1 7.5 7.5 5.624 分馏塔顶回流泵 (P-203/A,B) 380 1 1 75 75 57.2石脑油分馏塔底泵25 380 1 1 110 110 86(P-204/A,B)26 柴油汽提塔底泵（ P-205/A,B ） 380 1 1 75 75 40.527 分馏塔底泵（ P-206/A,B ） 380 1 1 90 90 65.2分馏塔中段回流泵28 380 1 1 110 110 85.6（P-207/A,B ）石脑油分馏塔顶回流泵

49、29 380 1 1 22 22 18.8（P-208/A,B ）脱硫化氢塔底循环泵 306000 1 1 185 185 140 （P-209/A,B ）31 分馏进料泵（ P-210/A,B ） 380 1 1 75 75 56.3续上表：设备台数，台 设备容量， kw 序使用地点或用途 电压 V 轴功率 kw 备注 号操作 备用 操作 备用32 稳定塔顶回流泵（ P-211/A,B ） 380 1 1 37 37 26.733 吸收塔一中回流泵（ P-212 ） 380 1 11 8.6吸收塔二中回流泵34 380 1 1 15 15 9.6（P-213/A,B ）吸收脱吸塔底泵35 3

50、80 1 1 22 22 14.9（P-214/A,B ）36 缓蚀剂泵 (P-215/A,B) 380 1 1 2.2 2.2 1.437 重污油抽油泵（ P-301） 380 1 22 (15.9) 间断38 轻污油抽油泵 (P-302) 380 1 18.5 (13.9) 间断39 热高分气空冷器 (A-101) 380 8 228 16.8 8热低分气空冷器40 380 2 152 122(A-102)脱硫化氢塔顶空冷器41 380 4 304 254(A-201)42 分馏塔顶空冷器 (A-202) 380 8 228 16.8 843 喷淋水泵 380 4 4 5.5 4 5.5

51、4 4.4 4石脑油分馏塔顶空冷器44 380 4 224 16.8 4(A-203)45 喷淋水泵 380 2 2 5.5 2 5.5 2 4.4 2稳定塔顶空冷器46 380 4 304 254(A-204)重石脑油空冷器47 380 2 152 122(A-205)柴油空冷器 48380 4 154 124 (A-206)尾油空冷器49 380 2 222 (16.8 2) 间断(A-207)50 仪表用电 380 45 4051 照明用电 220 120 12052 加热炉用电 380 2 222 19953 采暖通风用电 380 140 100合计 6000 6372 连续380 1

52、697.6 连续220 120 连续合计 8189.61.2.5.3 蒸汽序 1.0MPa(g) 蒸汽用量冷凝水（回收）使用地点及用途 备 注 号 (t/h) (t/h)1 产品分馏塔汽提 C-202 1.5 0 正常用量2 柴油汽提塔汽提 C-203 1.5 0 正常用量 -14143 循环氢压缩机透平 K-102 正常用量 ( 最大量 )(16.8)(-16.8)4 伴热、加热 （3） （-3 ） 间断5 开、停工吹扫 （50） 0 间断正常用量合计 17 -14正常用量 ( 最大量 ) 6( 最大量 ) 合计(72.8) (-19.8)1.2.5.4 水给水， t/h 排水， t/h序号

53、 使用地点及用途 含硫 含油 备注除盐新鲜水 循环水 循环水水污水 污水1 新氢压缩机 (K101/A,B) 2300 23002 新氢压缩机 (K101/C) (300) (300) 备用3 循环氢压缩机 (K102) 770 770 凝液式4 压缩机水站 110 1105 反应进料泵 (P102/A,B) 17 16 1反 冲 洗 污 油 泵6 1.5 1.0 0.5 (P107/A,B)石脑油分馏塔底泵7 1.5 1.0 0.5(P-204/A,B)柴油汽提塔底泵8 1.5 1.0 0.5(P-205/A,B)9 分馏塔底泵 (P-206/A,B) 1.5 1.0 0.5分馏塔中段回流泵

54、10 1.5 1.0 0.5(P-207/A,B)脱硫化氢塔底循环泵11 1.5 1.0 0.5(P-209/A,B)12 分馏进料泵 (P-210/A,B) 1.5 1.0 0.513 注水泵 (P-103/A,B) (1) 注水14 新氢返回冷却器 (E104) 60 60 Max150脱硫化氢塔顶水冷器1585 85(E-201)重石脑油水冷器16 50 50(E-204)17吸收脱吸塔一中回流冷却器(E-206)10 10吸收脱吸塔二中回流冷18 10 10却器(E-207)稳定塔顶冷凝器19 80 80（E-209）分馏塔顶空冷器20 (7.5) (7.5) 间断（A-202）石脑油

55、分馏塔顶空冷器21 (2.3) (2.3) 间断（A-203）22 引风机 1 123 分馏塔顶冷凝水 (3.0) 回注24 反应注水 13 16.425 生活用水 (1) (1) 间断26 开工水洗 （50） （50）4.5+(63.8 合计 13 (51) 1804 1800 16.4)4.5+(63.8 最大 25 2104 2100 18.0)1.2.5.5 氮气序号 使用地点或用途 用量 Nm3 /min 备注1 原料油缓冲罐（ D-101 ） 1.52 滤后原料油缓冲罐（ D-102 ） 1.53 注水罐（ D-108 ） 14 压缩机用（ K-101 、K-102 ） 15 石脑

56、油分馏塔顶回流罐（ D-203 ） 26 开停工、吹扫及事故处理 (60000Nm3 ) 分 3 4 次用合计 71.2.5.6 压缩空气用量 Nm3/min序号 使用地点及用途 备注非净化风 净化风1 仪表等用风 7 连续2 炉管烧焦及吹扫 (20) 间断3 合计 (20) 4201.2.5.7 氢气序号 使用地点或用途 用量 Nm3 /h 备注1 氢气 43000 46000 H2：99.0%(V)2 合计 43000 460001.2.5.8 辅助材料 年用量 一次装入量序号 名称 型号或规格 备注 （吨） （吨）保护剂 FZC100 1.25保护剂共 8.73 吨，寿 保护剂 FZC1

57、02B 2.21 催化剂命 3 年保护剂 FZC103 5.28精制剂 FF-26A 144.41 精制剂，后精制剂，寿命 8 年裂化剂 3976 91.88 裂化剂，寿命 8 年2 硫化剂 二甲基二硫（ DMDS） 50 3 年用 1 次3 无水液氨 N H3 7.5 3 年用 1 次4 缓蚀剂 755 阻垢剂 806 多硫化钠 503 KT 支撑保护剂 3 15m73KT 支撑保护剂 6 25m6 年换 1 次3 KT 支撑保护剂 13 25m1.2.5.9 燃动力消耗指标序号 项目 耗量1 循环水 1804t/h2 除盐水 13 t/h4 电 6000/380/220V 8045.6KW

58、（6372kw/1697.6kw/120kw ）5 1.0Mpa 蒸汽 17t/h6 净化风 420Nm3/h7 燃料气 2.52t/h8 氮气 420Nm3/h( 最大用量 60000Nm3，34 次用 )9 冷凝水（生产） -14t/h10 新鲜水 1t/h( 间断 )11 非净化风 1200Nm3 /h( 炉管烧焦及吹扫 )1.2.5.10 能耗消耗指标计算表序号 项目 耗量 能耗指标 能耗 104kJ/h1 循环水 1804t/h 4186kJ/T 755.32 除盐水 16t/h 96300kJ/T 125.194 电 8189.6KW 11840kJ/kW 9696.495 1.0

59、Mpa 蒸汽 17t/h 3182000kJ/T 5409.356 净化风 420Nm 3/h 1590kJ/ Nm3/h 1590kJ/ Nm3 66.787 燃料气 2520kg/h 49568kJ/kg 12491.148 冷凝水 -14t/h 320300kJ/T -213.929 氮气 420Nm 3/h 6280kJ/ Nm3/h 6280kJ/ Nm3 263.76能耗合计 28594.07 104KJ/h单位能耗 57.37 104Kcal/t 新鲜原料油（ 2402.MJ/t 新鲜原料油）1.2.6 设备明细表1.2.6.1 加热炉一览表序号 名称 代号 数量 型号及规格 介

60、质 炉管燃烧器操作温度进口/ 出口操作压力进口/ 出口 Mpa主要材质 热负荷 KW219.1 22.23 15000 TP347H 20 根219.1 22.23 163001 反应进料加热炉 F101 16690kW-17.1MPA168.3 （翅） 原料油， 循环油， 氢气，H2S，/ 168.3 脱丁烷塔底油 方箱炉TP347H 4 根12789000 20#11 根127 8 9700 20#2 根357/396 16.4/15.9 TP347H 11600WBNQDQ4型0燃烧器 40 个16881300脱硫化氢塔底重沸炉F201 17332 kW-6.8MPA141（翅） /14