柴油加氢精制装置工艺技术路线的选择及其先进性分析
2010 NO.21
S c i en c e a n d T ech nol o gy I nno vat i on Her a l d
工 业 技 术科技创新导报
1 概述
抚顺石化公司原油集中加工、炼油结构调整后,原油加工能力达1150万t/年,而柴油产量将达296.86万t/年,其中催化柴油72.58万t/年,焦化柴油70.56万t/年,直馏柴油约144.94万t/年,烃重组柴油约8. 78万t/年。目前抚顺石化分公司现有一套120万t/年中压加氢改质装置加工催化柴油72.58万t/年和焦化柴油40.38万t/年,需要精制的直馏柴油、焦化柴油和烃重组柴油还有约183.9万t/年。
提高柴油的产品质量,降低产品中的硫含量,提高产品的氧化安定性,生产清洁燃料,满足国家对柴油产品提出的新标准要求,新建一套180万t/年柴油加氢精制装置势在必行。
180万t/年柴油加氢精制装置以直馏柴油、焦化柴油、烃重组柴油为原料,生产的精制柴油主要指标满足《欧盟车用柴油标准》Ⅳ标准,产品中的硫含量低于10μg/g,提高了产品的氧化安定性,与200万t/年加氢裂化装置生产的柴油组分及其他装置生产的柴油产品调和后,96.3%的柴油产品满足欧Ⅳ标准,3.7%的柴油满足欧Ⅲ标准。
2 工艺技术路线的选择及特点
2.1工艺技术路线的选择
随着世界各国环保立法的进步,对柴油的质量要求日益提高。目前国外加氢技术进步的主要目标是深度脱硫和提高十六烷值(或降低芳烃含量)。
目前生产高质量低硫低芳烃柴油的成熟工业应用的加氢技术主要有两种:
(1)采用非贵金属催化剂的高压、低空速加氢处理工艺。
(2)两段加氢处理工艺(HDS/HAD)。
荷兰AKZO公司目前最好的脱硫催化剂是KF-752和KF-840。KF-752的活性已是60年代中期相应产品的1.7倍,多用于直馏原料;KF-840是最新开发的具有极高脱硫、脱氮、脱芳及加氢活性的精制催化剂,不仅适用于加氢精制装置,而且适用于加氢裂化原料的预精制、FCC原料加氢预处理等,对于高压柴油加氢装置,汽柴油硫含量可以脱除到50ppm或更低,对降低精制柴
油密度及深度脱芳都有极好的效果。
我国原油较重,轻馏分较少,催化裂
化、焦化等二次加工柴油占柴油总量的比
例较大。随着催化裂化柴油质量变差和进
口含硫原油增加,柴油中硫、氮及胶质含量
升高,安定性差。另一方面,新的环保法规
对柴油质量要求不断提高,对于柴油加氢
精制装置也提出了更高的要求。
为了适应这些变化,FRIPP先后开发了
FH-98和FH-DS加氢精制催化剂。2006年
在镇海炼化200万t/年柴油加氢精制装置和
茂名分公司260万t/年柴油加氢精制装置
上进行工业应用,生产硫含量符合欧Ⅳ排
放标准要求的清洁柴油产品。目前已经有4
套大型柴油加氢装置使用FH-UDS催化
剂。本装置在设计中采用了抚顺石油化工
研究院开发的FH-UDS柴油深度加氢脱硫
技术及其催化剂。
2.2工艺技术特点
(1)工艺技术方案采用抚顺石油化工研
究院开发的FH-UDS柴油加氢精制工艺技
术。
(2)设置一台加氢反应器,装填F H-
UDS柴油加氢精制催化剂。并采用新型的
反应器内构件,其气液分配更加均匀,催化
剂利用率提高,同时减少径向温差。
(3)装置反应部分采用冷高分流程,加
热炉炉前混氢。
(4)分馏部分设置脱硫化氢汽提塔和产
品分馏塔。
(5)在滤后原料缓冲罐采用氮气保护,
防止其与空气接触。为防止原料中固体杂
质带入反应器床层,堵塞催化剂,过早造成
床层压降过大,原料油进装置后采用了自
动反冲洗原料过滤器。
(6)催化剂预硫化采用干法预硫化,硫
化剂为二甲基二硫。催化剂再生采用器外
再生方案。
(7)在反应产物空冷器入口设注水设
施,以降低循环氢中硫化氢和氨的浓度,并
避免铵盐在低温部位的沉积。
(8)采用双壳程高压换热器,减少设备
台数和占地面积。
(9)加热炉设空气预热器回收烟气余
热,降低排烟温度,并选用新型节能燃烧
器,提高加热炉热效率。
(10)设置高分液力透平,回收能量,降
低能耗。
(11)脱硫化氢汽提塔塔顶注缓蚀剂,以
减轻塔顶馏出物中硫化氢对汽提塔顶系统
的腐蚀。在原料油中注阻垢剂,降低高压换
热器的结垢程度。
3 结语
对于炼油装置而言,工艺技术路线的
选择决定了装置的技术水平,对于提高产
品质量的加氢弹精制装置来讲,催化剂的
性能,包括催化刘的寿命、催化剂的选择性
决定了目的产品的收率和目的产品的质
量。本装置所采用的催化剂是目前国内最
为先进的加氢精制催化剂。FH-98催化剂
为FH-5催化剂的换代产品,其加氢脱硫活
性和加氢脱硫活性比FH-5催化剂提高25%
以上,精制油品的安定性好,具有催化剂的
装填密度低、活性组分匹配合理、活性金属
高度分散等特点。FH-DS催化剂为柴油深
度加氢脱硫催化剂,以W-Mo-Ni-Co为活
性组分,其脱硫活性和脱氮活性均处于先
进水平。在中压下生产硫含量小于30μg/g
的超低硫柴油时,其脱硫活性比参比剂高
46%,处理量比参比剂约高50%。
FH-UDS催化剂是FRIPP针对未来满
足欧Ⅳ排放标准,即硫含量小于50μg/g清
洁柴油的生产需要而研制开发的新一代高
活性柴油深度加氢脱硫催化剂。通过制备
更大孔容和更高比表面积的新型改性氧化
铝载体、对活性金属组分进行更为合理的
匹配和负载方式研究等改进措施,使得
FH-UDS催化剂的加氢脱硫活性得到大幅
度的提高。
通过采用一系列先进技术和先进的催
化剂,使本装置在能耗、目的产品收率、目
的产品质量及环保等各方面指标达到了国
内甚至国际的先进水平。
柴油加氢精制装置工艺技术路线的选择及其先进性分析
李继勋
(抚顺石化公司工程建设指挥部辽宁抚顺113008)
摘 要:抚顺石化公司180万t/年柴油加氢精制装置设计以常减压蒸馏装置的直馏柴油、延迟焦化装置的焦化柴油和烃重组装置的烃重组柴油为原料,在催化剂作用下进行加氢脱硫、脱氮、脱氧、烯烃和芳烃饱和等反应,以除掉S、N、O化合物等杂质。装置选用了国内外先进的工艺技术,确保了装置在产品质量及能耗等各方面均达到国内外同类装置的先进水平。
关键词:加氢精制工艺技术先进水平
中图分类号:TE624.431文献标识码:A文章编号:1674-098X(2010)07(c)-0084-01
84科技创新导报Sc i e n c e a n d T e c h n o l o g y In n o v a t i o n H e ra l d
120万吨柴油加氢精制装置操作规程讲义
120万吨/年柴油加氢精制装置操作规程 第一章装置概况 第一节装置简介 一、装置概况: 装置由中国石化集团公司北京设计院设计，以重油催化裂化装置所产的催化裂化柴油、顶循油，常减压装置生产的直馏柴油和焦化装置所产的焦化汽油、焦化柴油为原料，经过加氢精制反应，使产品满足新的质量标准要求。 新《轻柴油》质量标准要求柴油硫含量控制在0.2%以内，部分大城市车用柴油硫含量要求小于0.03%。这将使我厂的柴油出厂面临严重困难，本装置可对催化柴油、直馏柴油、焦化汽柴油进行加氢精制，精制后的柴油硫含量降到0.03%以下，满足即将颁布的新《轻柴油》质量标准，缩小与国外柴油质量上的差距，增强市场竞争力。 2；装置建即22351m×/年延迟焦化装置共同占地面积为217m103m该项目与50万吨设在140万吨/年重油催化裂化装置东侧，与50万吨/年延迟焦化装置建在同一个界区内，共用一套公用工程系统和一个操作室。 本装置由反应（包括新氢压缩机、循环氢压缩机部分）、分馏两部分组成。 4t/a。×10 装置设计规模：120二、设计特点: 1、根据二次加工汽、柴油的烯烃含量较高，安定性差，胶质沉渣含量多的特点，本设计选用了三台十五组自动反冲洗过滤器，除去由上游装置带来的悬浮在原料油中的颗粒。 2、为防止原料油与空气接触氧化生成聚合物，减少原料油在换热器、加热炉炉管和反应器中结焦，原料缓冲罐采用氮气或燃料气保护。 3、反应器为热壁结构，内设两个催化剂床层，床层间设冷氢盘。 4、采用国内成熟的炉前混氢工艺，原料油与氢气在换热器前混合，可提高换热器的换热效果，减少进料加热炉炉管结焦，同时可避免流体分配不均，具有流速快、停留时间短的特点。 5、为防止铵盐析出堵塞管路与设备，在反应产物空冷器和反应产物/原料油换热器的上游均设有注水点。 6、分馏部分采用蒸汽直接汽提，脱除HS、NH，并切割出付产品石脑油。32 1 120万吨/年柴油加氢精制装置操作规程 7、反应进料加热炉采用双室水平管箱式炉,炉底共设有32台附墙式扁平焰气体燃烧器，工艺介质经对流室进入辐射室加热至工艺所需温度，并设有一套烟气余热回收系统，加热炉总体热效率可达90%。 8、本装置采用螺旋锁紧环双壳程换热器，换热方案安排合理，以温位高、热容量大与温位较低、热容量较小的物流进行换热，合理选择冷端温度，使热源量最大限度地得以利用，使总的传热过程在较高的平均传热温差下进行。 9、催化剂采用中石化集团公司石油化工研究院开发的RN-10B加氢精制催化剂。催化剂采用干法硫化方案；催化剂的再生采用器外再生。
柴油加氢装置开工方案
加氢装置开工方案 一、准备工作 1、装置检修工作全部结束，工艺管线、设备均经试压验收合格。 2、机泵试运结束。 3、全装置的动火项目结束，现场卫生清理干净。 4、公用系统水、电、汽、风、瓦斯供应正常。 5、安全消防器材配备齐全，安全措施已落实。 6、提前联系合格的氢气。 7、气密用具、刷子、肥皂水、洗耳球等已准备好。 8、联系有关车间如成品、化验、仪表、电工、维修、配合开工。 二、装置吹扫气密与置换 （一）、管线设备吹扫 1、蒸汽吹扫试密：分馏系统、瓦斯系统、放空系统； 2、氮气吹扫试密：原料系统、临氢系统（反应系统及新氢系统） （三）、试密检查方法 1、用氮气试压：充压至试验压力后，全面检查设备、管线的法兰、焊缝、接口等，以肥皂水检查不冒泡、目测不变形，保压压降不超过标准为合格； 2、用蒸汽试压：充压至试验压力后，全面检查设备、管线的法兰、焊缝、接口等，以肥皂水检查不冒泡、目测不变形为合格； 试密压力标准 备注：
1、正常生产时开工试密，实施第二段时，需点炉升温至反应器床层温度100℃左右； 2、反应系统 （1）试密步骤 A、隔离工作 ①上述流程内所有放空、排凝阀关闭； ②P201出口阀关闭； ③反冲洗污油泵出口阀关闭； ④LICA2002、LICA2003下游阀及付线阀关闭； ⑤HIC2001下游阀及付线阀关闭； ⑥机201出口阀关闭； B、首先用试密介质升压到2.2MPa，检查设备的严密性，合格后，保压4小时，允许压降每小时压力下降不大于0.02MPa； C、第一阶段合格后继续用试密介质试密，开新氢机升压，并点炉201升温，只有反应器床层温度大于93℃以后，才能使系统压力超过2.2MPa（升压速度不大于0.05MPa/小时），否则，继续保压； D、当V202压力达到4.0MPa时，检查设备的严密性，合格后，保压2小时，允许压降每小时压力下降不大于0.05MPa； 备注：在第二阶段升压及保压过程中，要始终保持反应器床层温度大于93℃，但系统各点温度也不能大于100℃。 （2）系统试压结束后，在以下部位泄压： ①V202顶部和底部放空排凝； ②V202顶部出口放空。 （3）注意事项：做好试密范围内的隔离工作，防止串压。 三、氢气试密：
柴油加氢改质装置
柴油加氢改质装置 一工艺原理 1加氢精制 加氢精制主要反应为加氢脱硫、加氢脱氮、加氢脱氧、烯烃与芳烃的饱和加氢，以及加氢脱金属。其 典型反应如下 （1）脱硫反应： 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。 化学反应方程式： 二硫化物：RSSR’ + 3H2→RH + R’H + 2H2S 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，即首先S-S键上断开，生 成硫醇，再进一步加氢生成烃和硫化氢，中间生成的硫醇也能转化成硫醚。 噻吩与四氢噻吩的加氢反应： 噻吩加氢产物中观察到有中间产物丁二烯生成，并且很快加氢成丁烯，继续加氢成丁烷苯并噻吩在50－70大气压和425℃加氢生成乙基苯和硫化氢： 对多种有机含硫化物的加氢脱硫反应进行研究表明：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。环状含硫化物加氢脱硫较困难，需要苛刻的条件。环状含硫化物在加氢脱硫时，首 先环中双键发生加氢饱和，然后再发生断环再脱去硫原子。 各种有机含硫化物在加氢脱硫反应中的反应活性，因分子结构和分子大小不同而异，按以下 顺序递减：
RSH＞RSSR＞RSR＞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）脱氮反应 石油馏分中的含氮化合物可分为三类： a 脂肪胺及芳香胺类 b 吡啶、喹啉类型的碱性杂环化合物 c 吡咯、咔唑型的非碱性氮化物 在各族氮化物当中，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都是比较不活泼的，特别是多环氮化物更是如此。这些杂环化合物存在于各种中间馏分，特别是重馏分，以及煤及油母页岩的干馏或抽提产物中。在石油馏分中，氮化物的含量随馏分本身分子量增大而增加。在石油馏分中，氮含量很少，一般不超过几个ppm。 在加氢精制过程中，氮化物在氢作用下转化为NH3和烃。几种含氮化物的氢解反应如下： 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300－500℃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，吡啶的加氢脱氮比其它氮化物更困难。为了脱氮完全，一般需要比脱硫通常采用的压力范围更高的压力。 在几种杂原子化合物中，含氮化合物的加氢反应最难进行，或者说它的稳定性最高。当分子结构相似时，三种杂原子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 例如：焦化柴油加氢时，当脱硫率达到90%的条件处，其脱氮率仅为40%。
加氢车间工艺描述
加氢车间工艺描述 Prepared on 24 November 2020
加氢车间工艺描述 1、制氢装置： 制氢工艺采用轻烃蒸汽转化法制氢，制氢装置设计以催化干气为原料为主。转化制氢过程可分为原料净化、轻烃蒸汽转化、CO中温变换等过程。制氢装置全系统包括原料气压缩、原料气精制、轻烃蒸汽转化、CO中温转换、余热锅炉、PSA等部分。 制氢工艺基本过程是：原料气进入精制系统加氢、脱硫反应器，在一定的操作温度、氢气压力和空速条件下，在催化剂作用下，进行加氢烯烃饱和、脱硫、脱氯化学反，把原料气中有机硫化物、氯化物脱除，烯烃完全饱和。精制原料气进入转化炉炉管，并在一定压力、温度、空速、水碳比条件下，通过转化催化剂作用，生成氢气和一氧化碳、二氧化碳和少量的甲烷，进入中变反应器，通过中温变换催化剂的作用,使CO与水蒸汽进行中温变换反应生成氢气和。中变气进入PSA氢提纯装置，进行变压吸附脱除中变气中杂质，得到纯 CO 2 度%的高纯度氢气。 2、柴油加氢装置 加氢精制工艺主要是用于油品精制方面，其目的是除掉油品中的硫、氮、氧化合物，饱合油品中烯烃以及去掉油品中金属、非金属杂质。 本套以催化柴油、常柴的混合油为原料，经过加氢反应进行脱硫、脱氮、烯烃饱和等反应，生产满足国五要求的精制柴油。 工艺流程如下：混合原料经预热后热氢混合后进入反应炉加热升温。进入反应器进行加氢脱硫、脱氮、脱氧反应。加氢反应产物经冷却进入高、低压分离系统进行气、液、水三相分离。分离出的氢气进入循环氢压缩机建立临氢系统氢气循环。柴油进入汽提塔进行硫化氢汽提。汽柴油进入分馏塔进行分馏。
3、汽油加氢装置 汽油加氢装置根据催化裂化汽油中硫、烯烃、芳烃含量的分布特点，将催化裂化汽油切割为LCN和HCN两个汽油馏分。HCN部分在选择性加氢脱硫催化剂作用下，通过缓和条件进行加氢脱硫反应，，LCN部分不经过选择性加氢脱硫反应，从而使芳烃基本不饱和，烯烃也得到最大程度的保留，从而实现在脱硫的同时辛烷值损失最小。该装置由预加氢部分，预分馏部分，选择性加氢部分，汽提部分及公用工程部分组成，原料油为催化汽油。 工艺流程简述：原料油经过滤换热后进入预加氢反应器，预加氢反应流出物通过换热减压后进入预分馏塔，塔顶油气经冷凝冷却后进入预分馏塔顶回流罐进行油、气、水分离，闪蒸出的气体送出装置处理，油相经预分馏塔顶回流泵升压后分别作为塔顶回流一路作为轻汽油外出。重汽油进入HDS 第一反应器、HDS 第二反应器，进行深度加氢脱硫反应。反应流出物进入分离器进行气、油、水三相分离，分离器底部出来的低分油进入汽提部分；含硫污水送出装置处理；顶部出来的循环氢脱硫后与装置外来新氢混合后与重汽油混合作为混合进料。低分油进入汽提塔，塔顶油气进入汽提塔顶回流罐进行油、气、水分离，闪蒸出的气体送出装置处理，油相作为塔顶回流，塔底精制重汽油与轻汽油混合后作为产品送出装置。 加氢车间
柴油加氢精制工艺(工程科技)
柴油加氢精制工艺 定义：加氢精制是指在一定温度、压力、氢油比和空速条件下，原料油、氢气通过反应器内催化剂床层，在加氢精制催化剂的作用下，把油品中所含的硫、氮、氧等非烃类化合物转化成为相应的烃类及易于除去的硫化氢、氨和水。提高油品品质的过程。 石油馏分中各类含硫化合物的C—S键是比较容易断裂的，其键能比C—C或C—N键的键能小许多。在加氢过程中，一般含硫化合物中的C—S键先行断开而生成相应的烃类和H2S。但由于苯并噻吩的空间位阻效应，C-S键断键较困难，在反应苛刻度较低的情况下，加氢脱硫率在85%左右，能够满足目前产品柴油硫含量小于2000ppm 的要求。 柴油馏分中有机氮化物脱除较困难，主要是C-N键能较大，正常水平下，在目前的加氢精制技术中脱氮率一般维持在70%左右，提高反应压力对脱氮有利。 烯烃饱和反应在柴油加氢过程中进行的较完全，此反应可以提高柴油的安定性和十六烷值。 当然，在加氢精制过程中还有脱氧、芳烃饱和反应。加氢脱硫、脱氮、脱氧、烯烃饱和、芳烃饱和反应都会进行，只是反应转化率纯在差别，这些反应对加氢过程都是有利的反应。但同时还会发生烷烃加氢裂化反应，此种反应是不希望的反应类型，但在加氢精制的反应条件下，加氢裂化反应有不可避免。目前为了解决这个问题，主要是
调整反应温度和采用选择性更好的催化剂。 下面以我厂100万吨/年汽柴油加氢精制装置为例，简单介绍一下工艺流程： 60万吨柴油加氢精制 F101D201 D102 D101 SR101 P101P102E103E101 R101 K101 D106 E104 D103D104 D105 D107 P103 P201 E201A202 P202 A201 K101 E101E102E103A101 产品柴油 循环氢 低分气 C201 催化汽油选择性加氢脱硫醇技术（RSDS技术） 催化汽油加氢脱硫醇装置的主要目的是拖出催化汽油中的硫含量，目前我国大部分地区汽油执行国三标准，硫含量要求小于150ppm，烯烃含量不大于30%，苯含量小于1%。在汽油加氢脱硫的过程中，烯烃极易饱和，辛烷值损失较大，针对这一问题，石科院开发了RSDS技术。本技术的关键是将催化汽油轻重组分进行分离，重组分进行加氢脱硫，轻组分碱洗脱硫。采取轻重组分分离的理论基础是，轻组分中烯烃含量高，可达到50%以上，通过直接碱洗，辛烷值
蜡油加氢装置简介分解
100万吨/年蜡油加氢装置装置简介 中国石化股份有限公司 上海高桥分公司炼油事业部 2007年3月
编制：何文全审核：严俊校对：周新娣
目录 第一章工艺简介 (1) 一、概述 (1) 二、装置概况及特点 (1) 三、原材料及产品性质 (2) 四、生产工序 (4) 五、装置的生产原理 (5) 六、工艺流程说明 (5) 七、加工方案 (6) 八、自动控制部分 (10) 九、装置内外关系 (11) 第二章设备简介 (13) 一、加热炉 (13) 二、氢压机 (13) 三、非定型设备 (13) 四、设备一览表 (15) 五、设备简图 (20)
第一章工艺简介 一、概述 中国石化股份有限公司上海高桥分公司炼油事业部是具有五十多年历史的加工低硫石蜡基中质原油的燃料——润滑油型炼油企业，根据中国石化股份有限公司原油油种变化和适应市场发展的需求，上海高桥分公司到2007年以后除了加工大庆原油、海洋原油等低硫原油外，将主要加工含硫2.0%左右的含硫含酸进口原油。由于常减压生产的减压蜡油和延迟焦化装置生产的焦化蜡油中含有较多的不饱和烃及硫、氮等有害的非烃化合物，这些产品无法达到催化裂化装置的要求。为了使二次加工的蜡油达到催化裂化装置的要求，必须对焦化蜡油和减压蜡油进行加氢精制，因此上海高桥分公司炼油事业部进行原油适应性改造时，将原100万吨／年柴油加氢精制装置改造为100万吨/年蜡油加氢装置。本装置的建设主要是为了催化裂化装置降低原料的硫含量和酸度服务。本装置由中国石化集团上海工程有限公司设计，基础设计于2005年6月份完成，2005年8月份进行了基础设计审查，工程建设总投资2638.73万元，其中工程费用2448.74万元。2006年7月降蜡油含硫量由原设计2.44％提高至3.28％，工程建设总概算增加820.8万元。 二、装置概况及特点 1.装置规模及组成 蜡油加氢精制装置技术改造原料处理能力为100万吨/年，年开工时数8400小时。本装置为连续生产过程。主要产品为蜡油、柴油、汽油。 本装置由反应部分、循环氢脱硫部分、氢压机部分（包括新氢压缩机、循氢压缩机）、加热炉部分及公用工程部分等组成。 2.生产方案 混合原料经过滤后进入缓冲罐，用泵升压，经换热、混氢，再经换热进入加热炉，加热至350℃后进反应器进行加氢，反应产物经换热后进热高分进行气液分离，气相进一步冷却，进冷高分进行气液分离，气相进新增的循环氢脱硫塔脱硫后作为循环氢与新氢混合，组成混合氢循环使用；液相减压后至热低分，热低分的液相至催化裂化装置。热低分气相经冷凝冷却至冷低分，冷低分的液相至汽柴油加氢装置。 3.装置平面布置
汽柴油加制氢车间加氢装置防冻防凝方案(正式)
编订：__________________ 单位：__________________ 时间：__________________ 汽柴油加制氢车间加氢装置防冻防凝方案(正式) Deploy The Objectives, Requirements And Methods To Make The Personnel In The Organization Operate According To The Established Standards And Reach The Expected Level. Word格式 / 完整 / 可编辑
文件编号：KG-AO-7736-75 汽柴油加制氢车间加氢装置防冻防 凝方案(正式) 使用备注：本文档可用在日常工作场景，通过对目的、要求、方式、方法、进度等进行具体、周密的部署，从而使得组织内人员按照既定标准、规范的要求进行操作，使日常工作或活动达到预期的水平。下载后就可自由编辑。 一、目的： 加强汽柴油加制氢车间加氢装置冬季的防冻防凝工作，在外界气温降至各介质冻、凝温度以前采取一些切实有效的措施，避免因介质冻、凝造成管线、设备的损坏和不必要的停工，确保装置的安全平稳生产。 二、防冻防凝方案： 1、新氢压缩机和循环氢压缩机备机的气缸、填料冷却水投用。 2、投软化水站水箱加热盘管，排凝阀微开；两水泵回水箱阀微开，水自运行泵窜到备用泵出口，再经备用泵至备用泵入口（保证泵不倒转）；水泵出过滤器两组同时投用；水站冷却器循环水均投用；水箱上水稍开，水箱放空稍开，以保证水箱液位为准。
3、四台压机油站冷却器，循环水都投上，且循环水副线稍开防冻。 4、高压注水去空冷和E2103管程注水阀略开，注水泵总量≯5.8t/h。 5、备用注水泵进出口阀开，水在最小流量调节阀前排凝；运行泵最小流量线略微过量，回罐，并在备用泵最小流量调节阀后法兰放空一部分。 6、软化水罐冷却水付线阀稍开，阀后低点排凝打开。 7、凝结水回软化水罐阀前排凝打开；除氧水进装置阀关闭，去注水罐前排凝阀打开。 8、D-2108存水放净，抽出线去D2102、制氢等处用氮气赶净存水，并打开低点排凝。 9、D-2104北灭火蒸汽回水投用;卫生专用线低点排凝打开（水线、蒸汽线）。 10、反应油采样器冷却水投用。 11、火炬分液罐白班将罐内残液放入地下污油罐（要求脱水包内不见液位）。
柴油加氢精制设计书
柴油加氢精制 一．物料平衡 1. 全装置物料平衡 本设计催化柴油处理量为100万吨/年，反应阶段为其末期，年开工时数为8000小时。 装置总物料平衡表 （年开工时数以8000小时/年） 注: 粗汽油包括0.03 的溶解气在内 由∑入方=∑出方，得设备漏损为0.01% < 1%. 2. 化学耗氢量 1) 杂质脱除率 a) 硫脱除率 = 1800 180 1800-×100% = 90%
b) 氮脱除率 = 261 58 261-×100% = 77.78% c) 氧脱除率（以酸度计算） 原料油含氧率 =8642.01005616 108.53????-×100% = 0.00192% 精制油含氧率 = 8595 .01005616 1014.03????-×100% = 0.0000463% 氧脱除率= 00192 .00000465 .000192.0-×100% = 97.58% d) 烯烃饱和率（以溴价计算） 烯烃饱和率=1 .45.20-×100% = 80% 2) 化学耗氢量 a) 脱硫耗氢 每脱掉1%的硫消耗12.5Nm 3H 2/m 3原料油 加氢脱硫耗氢量=8642 .0100 %901018005.126????- = 2.34 Nm 3/T 原料油 2.34×125000/22.4×1000 2 =26.152kg/hr b) 脱氮耗氢 每脱掉1%的氮消耗53.7Nm 3H 2/m 3原料油 加氢脱氮耗氢量=8642 .0100 %8.77102617.536????- = 1.26 Nm 3/ T 原料油 1.26×125000/2 2.4×1000 2 =14.078kg/hr c) 脱氧耗氢 每脱掉1%的氧消耗44.6Nm 3H 2/m 3原料油 加氢脱氧耗氢量=8642 .0100 %6.971092.16.445????- = 0.0966Nm 3/ T 原料油 0.0966×125000/22.4×1000 2 =1.078kg/hr d) 烯烃饱和耗氢量 烯烃饱和耗氢量=（20.5-4.1）×10×22.4/160 = 22.96 Nm 3/T 原料油
柴油加氢装置停工总结要点
柴油加氢装置停工总结 按照公司停工检修统一统筹安排，柴油加氢装置于2011年6月20日22时开始停工，现对柴油加氢装置停工过程中停工进度、对外管线吹扫、人员分工、盲板管理、停工过程中存在的不足等几个方面对本次停工总结如下： 一、停工过程与分析 表1 装置停工进度表
柴油加氢装置停工总结 图1装置停工反应器实际降温曲线与原先方案降温曲线比较 4
装置停工实际进度与原计划停工统筹差异主要有以下几点： （1）、装置停进料泵P-102A后，反应系统热氢带油阶段，原先计划安排热氢带油16h。实际停工阶段热氢带油10h后，热高分液位基本未见上涨，同时由于重整装置停工安排，氢气中断供应，反应系统热氢带油比原先计划缩短6h。 （2）、反应系统热氮脱氢阶段，反应器入口温度维持220℃，反应系统压力维持2.7MPa，进行热氮脱氢12小时，比原先停工计划缩短12h。原计划反应系统热氮脱氢阶段，循环气中氢+烃置换至<0.5V%后结束热氮脱氢。实际停工过程中，热氮脱氢结束时，循环气中氢+烃含量为25.86V%，反应系统降温阶段继续进行氮气置换，直至循环气中氢+烃含量<0.5V%。 （3）、反应系统降温阶段，停F-101后，F-101快开风门全部打开，A-101维持最大冷却负荷进行循环降温，R-101床层温度降至150℃前，实际降温速度为7℃/h R-101床层温度降至100～150℃阶段，实际降温速度为4～5℃/h，R-101床层温度自220℃降至70℃，实际降温时间为39h。与原先计划差别不大。由于装置反应器内径较大（5.2m），系统补充氮气量受公司氮气总量限制，R-101床层温度未降至原先计划德60℃。 （4）、反应器降温结束后，停K-102、K-101，反应系统泄压至0.5MPa，自K-102出口补入氮气继续置换反应系统18h后，反应系统循环气化验分析氢+烃<0.2V%，反应系统泄压至微正压。公用工程系统吹扫合格后，装置交出检修。 （5）、装置塔、罐蒸煮结束后，C-201、D-103、D-105、D-305、D-117高硫氢部位进行钝化清洗，由于D-103、D-105、D-117导淋堵塞，废钝化液外排比较困难。从开始钝化至废钝化液排净用时约为48h，远超过原先计划的钝化时间（16h）。 二、公用工程消耗 表2 装置停工公用工程消耗 （1）、由于柴油加氢装置低压氮气流量表量程为（0～1000m3/h），装置停工吹扫期间经常出现满量程问题，低压氮气实际耗量比MES数据要大。
95万吨每年催化裂化柴油加氢精制计算书
一、全装置物料平衡 1、物料平衡 本设计的处理量为95万吨/年，反应阶段为其末期，每年开工时数按8000小时计算。 入方：①原料油=8000 % 10010109534???=118750公斤/小时 = 248000 % 10010954???=2850吨/天 ②重整氢=8000 % 70.210109534???=3206公斤/小时 = 248000 % 70.210954???=77吨/天 出方：①精制柴油=118750×96.95%=115128公斤/小时 = 2850×96.95%=2763吨/天 ②粗汽油=118750×1.52%=1805公斤/小时 =2850×1.52%=43吨/天 ③高分排放气=118750×1.78%=2114公斤/小时 =2850×1.78%=51吨/天 ④低分排放气=118750×0.31%=368公斤/小时 =2850×0.31%=8.8吨/天 ⑤回流罐排放气=118750×2.084%=2475公斤/小时 =2850×2.084%=59吨/天 ⑥溶于水中的硫化氢=118750×0.022%=26公斤/小时 =2850×0.022%=0.6吨/天 ⑦溶于水中的氨气=118750×0.024%=28.5公斤/小时 =2850×0.024%=0.7吨/天 ⑧设备漏损=118750×0.01%=12公斤/小时 =2850×0.01%=0.3吨/天 2、化学耗氢量计算 ①计算杂质脱除率 a) 硫脱除率 = 1800180 1800-×100% = 90% b) 氮脱除率 = 26158 261-×100% = 77.8% c) 硫醇硫脱除率 = 15 1 15-×100% = 93.3% d) 氧脱除率（以酸度计算）
柴油加氢精制说明书..
目录 1.总论1 1.1.加氢的目的、意义1 1.1.1.原油重质化、劣质化1 1.1. 2.环保要求越来越高1 1.1.3.特殊产品1 1.2.加氢精制的原理1 1.3.加氢精制催化剂2 1.4.加氢精制的工艺条件及影响因素2 1.4.1.加氢精制压力2 1.4. 2.加氢精制温度3 1.4.3.空速的影响3 1.4.4.氢油比的影响4 1.5.加氢精制的优缺点4 2.工艺流程说明5 2.1.技术路线选择5 2.2.流程叙述5 2.3.本装置流程特点6 3.原料和产品7 4.油品性质9 5.工艺操作条件10 6.装置物料平衡11 7.工艺计算结果汇总13 8.自控方案说明16 9.平面布置说明17 10.生产控制分析项目18 11.人员定编19 12.装置对外协作关系20 13.环境保护及消防安全21 13.1.排除“三废”数量和处理21 13.1.1.废气21 13.1.2.废水21 13.1.3.废渣21 13.2.噪音处理21 13.3.安全生产和劳动保护21
1.总论 1.1.加氢精制的目的、意义 1.1.1.原油重质化、劣质化 20世纪90年代中期，全球炼油厂加工原油的平均相对密度为0.8514，平均硫含量(质量分数，下同)为0.9％。进人21世纪后，原油平均相对密度升至0.8633，含硫量升至1.6％。原油密度升高，硫含量增大是21世纪原油质量变化的总体趋势。很多由这些重质、劣质原油生产出来的油品都需要加氢精制以提高质量【1】。 1.1. 2.环保要求越来越高 虽然原油质量不断劣质化，但世界各国对车用燃料油的质量要求仍然在不断提高。以柴油硫含量为例，美国已经开始要求l0ppm的超低硫柴油，欧洲也开始执行硫含量<50ppm的标准。国内而言，在北京，2005年已参照欧Ⅲ排放标准执行，硫含量控制在350ppm以内，2007年参照欧Ⅳ排放标准执行，硫含量控制在50ppm以内。可以预期，国内燃油质量指标必将进一步升级与国际标准接轨【2】。 1.1.3.特殊产品 某些特殊产品，如食品级的石蜡，对其中的重金属杂质含量、硫含量以及不饱和程度的要求非常苛刻，而加氢精制可以使其达到质量要求。 1.2.加氢精制的原理 加氢精制（也称加氢处理），是指在氢压和催化剂存在下，使油品中的硫、氧、氮等有害杂质转变为相应的硫化氢、水、氨而除去，并使烯烃和二烯烃加氢饱和、芳烃部分加氢饱和，以改善油品的质量。有时，加氢精制指轻质油品的精制改质，而加氢处理指重质油品的精制脱硫。 加氢精制可用于各种来源的汽油、煤油、柴油的精制，催化重整原料的精制，润滑油、石油蜡的精制，喷气燃料中芳烃的部分加氢饱和，燃料油的加氢脱硫，渣油脱重金属及脱沥青预处理等。氢分压一般分1～10MPa，温度300～450℃。催化剂中的活性金属组分常为钼、钨、钴、镍中的两种（称为二元金属组分），催化剂载体主要为氧化铝，或加入少量的氧化硅、分子筛和氧化硼，有时还加入磷作为助催化剂。 在加氢精制过程中，各类物质加氢反应活性总体趋势为：脱金属>二烯烃饱和>脱氧>单烯烃饱和>脱硫>脱氮>芳烃饱和。加氢精制中还存在加氢裂解副反应，可以从催化剂等途径控制副反应的发生。
柴油调和原料添加剂办法看懂了你也会调和柴油
柴油调和原料添加剂办法看懂了你也会调和柴 油 Document serial number【NL89WT-NY98YT-NC8CB-NNUUT-NUT108】
柴油调和原料，添加剂，方案（看懂了你也会调和柴油） 一、柴油调和的原料1.直馏柴油直馏柴油是指原油预处理之后，通过常压蒸馏得到的沸程范围为180℃～360℃的中间馏分。根据其从常压塔侧线出来的顺序又可分为常一线、常二线、常三线。直馏柴油十六烷值较高，含有较多环烷酸，必须对其进行脱酸精制后才可作为柴油调合组分。2. 焦化柴油焦化柴油是指延迟焦化得到的沸程范围为180℃～360℃的馏分产品。焦化柴油的十六烷值较高，含有一定量的硫、氮和金属杂质；含有一定量的烯烃，氧化安定性差，胶质含量过高，色度偏高，必须进行精制脱除硫、氮杂质，使烯烃、芳烃饱和才能作为合格的柴油馏分。3. 减粘柴油减粘柴油即减粘裂化得到的中间馏分产品，减粘柴油含有烯烃和双烯烃，故安定性差，需加氢处理才能用作柴油调合组分。4. 催化裂化柴油催化裂化柴油俗称催柴，是催化裂化得到的中间馏分产品。因含有较多的芳烃，所以十六烷值较直馏柴油低，由重油催化裂化得到的柴油的十六烷值更低，只有25～35，而且安定性很差，这类柴油需经过加氢处理，或与质量好的直馏柴油调合后才能符合轻柴油的质量要求。5. 加氢裂化柴油加氢裂化柴油是指加氢裂化得到的中间馏分油，其硫含量很低，小于0.01%，芳烃含量也较低，十六烷值大于60，着火性能好，安定性高，是调合低硫车用柴油的理想组分。6. 减一线油减一线油指原油预处理后，通过减压蒸馏从减压塔侧一线出来的最轻馏分。因其密度、粘度等理化性质与柴油相近，也用作柴油调合组分。7.航空煤油航空煤油一般指3号喷气燃料，标密775～830kg/m，馏程范围在160～300℃；低温流动性好，冰点在-47℃以下，馏程又与柴油接近，
汽柴油加氢装置火灾爆炸危险性及安全措施
汽柴油加氢装置火灾爆炸危险性及安全措施 名称爆炸极限%(V/V)引燃温度℃闪点℃火灾危险类别汽油1.1～9.5％263～300-50甲柴油 1.4～4.5％25760℃丙（乙B）氢气4.1～74.1560-甲燃料气 3.0～13．O538-甲硫化氢 4.3～45.3260-甲丙烷 2.1-9.5450-104.1甲燃料油自燃点384℃， 2 工艺装置火灾危险性汽柴油加氢生产过程中有甲类火灾危险性物质存在，且操作温度高、压力大，一旦系统中出现泄漏现象，泄漏介质在高温下，一旦遇到空气就会着火，有可能引发火灾爆炸事故。按照《石油化工企业设计防火规范》对生产装置或装置内单元的火灾危险性确定的原则，汽柴油加氢装置应为甲类火灾危险性装置。●爆炸性气体环境分区在汽柴油加氢生产过程中，一旦出现泄漏，就会在装置区作业环境的空气中形成爆炸性气体混合物。因此，装置区域内属于爆炸危险环境。根据本装置爆炸性气体混合物出现的频繁程度和持续时间，按照《爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范》第2．2．1条对爆炸性气体环境分区划分的原则，装置主要生产区域应为2区：区域内的地坑、地沟等应为1区（防火防爆区域等级）。3 工艺设备的火灾危险性1加热炉加热炉，如炉管壁温超高，会缩短炉管寿命；当超温严重、炉管强度降低到某一极限时，可能导致炉管爆裂，造成恶性爆炸事故。材质缺陷、施工质量低劣、高温腐蚀、阀门不严、违章操作、点火等造成炉管和燃料系统泄漏，是炉区发生
火灾的主要原因。炉管焊口、回弯头等处是容易发生火灾的主要部位。按《石油化工企业设计防火规范》的规定，加热炉属于丙类火灾危险设备。2反应器反应器是汽柴油加氢装置的关键设备，器内主要介质为汽柴油、氢气，且器内操作温度高、压力高，反应器在发生泄漏或超温超压时，有火灾爆炸的危险性。高压氢与钢材长期接触后还会使钢材强度降低（氢脆)出现裂纹，导致物理性爆炸发生火灾。按《石油化工企业设计防火规范》的规定，以反应器为主要反应设备的加氢精制属于甲类火灾危险设备。工艺介质温度较高（360℃以上，重整500℃加上摩擦温度上升）
柴油加氢装置的原理
由焦化柴油，催化柴油经过液控阀进入柴油反冲洗过滤器除去原料油中大于25μm的颗粒，过滤后的原料油经原料油/精制柴油换热器，与精制柴油换热后进入原料油缓冲罐稳压，然后经原料油泵升压，在流量的控制下，与混合氢混合作为混合进料混合进料经反应流出物/混合进料热热器与反应流出物换热后分四路进入加热炉进行加热，加热后汇成一路进入反应器（R101），反应后经反应流出物/混合进料换热器与混合进料换热后进热高压分离器。热高分气体经热高分气/混合氢换热器换热后，再经热高分器空冷器冷至49℃进入冷高压分离器。为了防止反应流出物中的铵盐在低温部分析出，通过注水泵将脱盐水注至上游处的管道中。冷却后的热高分气在中进行油、气、水三相分离。自塔顶部出来的循环氢（冷高分气）经循环氢脱硫塔入口分液罐分液后，进入循环氢脱硫塔底部，设有层浮阀塔盘，自贫溶剂缓冲罐来的贫溶剂，经循环氢脱硫塔贫溶剂泵升压后进入第一层塔盘。脱硫后的循环氢自塔顶出来，经循环氢压缩机入口分液罐分液后进入循环氢压缩机升压，然后分成两路，一路作为急冷氢去反应器（R101）控制反应器床层温升，另一路与来自新氢压缩机出口的新氢混合成为混合氢。自底部出来的富液在液位控制下与来自底部来的富液合并后至装置外。V102底部出来的热高分油在液位控制下经过液力透平（HT101）回收能量后进入热低压分离器（V104）。热低分气经热低分气/冷低分油换热器（E103）与冷低分油换热，再经热低分气冷却器（E104）冷却到49℃后与冷高分油混合进入冷低压分离器（V105）。自V104底部出来的热低分油与经热低分气/冷低分油换热器（E103）与热低分气换热后的自V105底部出来的冷低分油混合后进入产品分馏塔第26层塔盘。V105气相与产品分馏塔顶气及汽油脱硫化氢汽提塔塔顶气合并后去干气脱硫塔（T104）脱硫后送装置外管网。V103与V105底部排出的酸性水及分馏部分V106、V107排出的酸性水合并至公用工程部分含硫污水除油器（V117）进行脱气除油后，污水经泵送至装置外处理。 装置外来的新氢经新氢压缩机入口分液罐（V108）分液后进入新氢压缩机（C102A，B），经三级升压后与C101出口的循环氢混合成为混合氢。 二、分馏部分 从反应部分来的低分油直接进入产品分馏塔（T101），T101设与36层浮阀塔盘，塔底通入汽提蒸气。塔顶油气经产品分馏塔顶空冷器（A102）。产品分馏塔顶冷
柴油加氢精制说明书..
目录 1. 总论1 1.1. 加氢的目的、意义 1 1.1.1. 原油重质化、劣质化 1 1.1. 2. 环保要求越来越高 1 1.1.3. 特殊产品 1 1.2. 加氢精制的原理 1 1.3. 加氢精制催化剂 2 1.4. 加氢精制的工艺条件及影响因素 2 1.4.1. 加氢精制压力 2 1.4. 2. 加氢精制温度 3 1.4.3. 空速的影响 3 1.4.4. 氢油比的影响 4 1.5. 加氢精制的优缺点 4 2. 工艺流程说明 5 2.1. 技术路线选择 5 2.2. 流程叙述 5 2.3. 本装置流程特点 6 3. 原料和产品7 4. 油品性质9 5. 工艺操作条件10 6. 装置物料平衡11 7. 工艺计算结果汇总13 8. 自控方案说明16 9. 平面布置说明17 10 . 生产控制分析项目18 11人员定编19 12 . 装置对外协作关系20 13 . 环境保护及消防安全21 13.1. 排除“三废”数量和处理21 13.1.1. 废气21 13.1.2. 废水21 13.1.3. 废渣21 13.2. 噪音处理21
1. 总论 1.1. 加氢精制的目的、意义 1.1.1.原油重质化、劣质化 20 世纪90年代中期，全球炼油厂加工原油的平均相对密度为0.8514，平均硫含量（质量分数，下同）为0.9％。进人21世纪后，原油平均相对密度升至0.8633，含硫量升至1.6％。原油密度升高，硫含量增大是21世纪原油质量变化的总体趋势。很多由这些重质、劣质原油生产出来的油品都需要加氢精制以提高质量【1】。 1.1. 2.环保要求越来越高 虽然原油质量不断劣质化，但世界各国对车用燃料油的质量要求仍然在不断提高。以柴油硫含量为例，美国已经开始要求l0ppm的超低硫柴油，欧洲也开始执行硫含量＜50ppm 的标准。国内而言，在北京，2005 年已参照欧Ⅲ排放标准执行，硫含量控制在350ppm 以内，2007 年参照欧Ⅳ排放标准执行，硫含量控制在50ppm 以内。可以预期，国内燃油质量指标必将进一步升级与国际标准接轨【2】 1.1.3.特殊产品 某些特殊产品，如食品级的石蜡，对其中的重金属杂质含量、硫含量以及不饱和程度的要求非常苛刻，而加氢精制可以使其达到质量要求。 1.2. 加氢精制的原理 加氢精制（也称加氢处理），是指在氢压和催化剂存在下，使油品中的硫、氧、氮等有害杂质转变为相应的硫化氢、水、氨而除去，并使烯烃和二烯烃加氢饱和、芳烃部分加氢饱和，以改善油品的质量。有时，加氢精制指轻质油品的精制改质，而加氢处理指重质油品的精制脱硫。 加氢精制可用于各种来源的汽油、煤油、柴油的精制，催化重整原料的精制，润滑油、石油蜡的精制，喷气燃料中芳烃的部分加氢饱和，燃料油的加氢脱硫，渣油脱重金属及脱沥青预处理等。氢分压一般分1～10MPa，温度300～450℃。催化剂中的活性金属组分常为钼、钨、钴、镍中的两种（称为二元金属组分），催化剂载体主要为氧化铝，或加入少量的氧化硅、分子筛和氧化硼，有时还加入磷作为助催化剂。 在加氢精制过程中，各类物质加氢反应活性总体趋势为：脱金属＞二烯烃饱和＞脱氧＞单烯烃饱和＞脱硫＞脱氮＞芳烃饱和。加氢精制中还存
汽柴油加制氢车间加氢装置防冻防凝方案正式样本
文件编号：TP-AR-L2705 In Terms Of Organization Management, It Is Necessary To Form A Certain Guiding And Planning Executable Plan, So As To Help Decision-Makers To Carry Out Better Production And Management From Multiple Perspectives. （示范文本） 编制：_______________ 审核：_______________ 单位：_______________ 汽柴油加制氢车间加氢装置防冻防凝方案正式样 本
汽柴油加制氢车间加氢装置防冻防 凝方案正式样本 使用注意：该解决方案资料可用在组织/机构/单位管理上，形成一定的具有指导性，规划性的可执行计划，从而实现多角度地帮助决策人员进行更好的生产与管理。材料内容可根据实际情况作相应修改，请在使用时认真阅读。 一、目的： 加强汽柴油加制氢车间加氢装置冬季的防冻防凝 工作，在外界气温降至各介质冻、凝温度以前采取一 些切实有效的措施，避免因介质冻、凝造成管线、设 备的损坏和不必要的停工，确保装置的安全平稳生 产。 二、防冻防凝方案： 1、新氢压缩机和循环氢压缩机备机的气缸、填 料冷却水投用。 2、投软化水站水箱加热盘管，排凝阀微开；两
水泵回水箱阀微开，水自运行泵窜到备用泵出口，再经备用泵至备用泵入口（保证泵不倒转）；水泵出过滤器两组同时投用；水站冷却器循环水均投用；水箱上水稍开，水箱放空稍开，以保证水箱液位为准。 3、四台压机油站冷却器，循环水都投上，且循环水副线稍开防冻。 4、高压注水去空冷和E2103管程注水阀略开，注水泵总量≯5.8t/h。 5、备用注水泵进出口阀开，水在最小流量调节阀前排凝；运行泵最小流量线略微过量，回罐，并在备用泵最小流量调节阀后法兰放空一部分。 6、软化水罐冷却水付线阀稍开，阀后低点排凝打开。 7、凝结水回软化水罐阀前排凝打开；除氧水进装置阀关闭，去注水罐前排凝阀打开。
万吨每年催化裂化柴油加氢精制计算书
一 、 全 装 置 物 料 平 衡 1、物料平衡 本设计的处理量为95万吨/年，反应阶段为其末期，每年开工时数按8000小时计算。 入方：①原料油=8000 % 10010109534???=118750公斤/小时 = 24% 10010954???=2850吨/天 吨/天 2①计算杂质脱除率 a)硫脱除率= 1800180 1800-×100%=90% b)氮脱除率=26158 261-×100%=77.8% c)硫醇硫脱除率=15 1 15-×100%=93.3% d)氧脱除率（以酸度计算）
原料油含氧率=8642.010016 56/108.53???-×100%=0.00192% 精制油含氧率=8595 .010016 56/1014.03???-×100%=0.0000463% 氧脱除率= 00192 .00000465 .000192.0-×100%=97.58% e)烯烃饱和率（以溴价计算） 烯烃饱和率=5 .201 .45.20-×100%=80% e) 饱和1%的芳烃消耗5.0Nm 3H 2/m 3原料油 芳烃饱和耗氢量=8642.05 68.05.411.43??-）（=6.29Nm 3/T 6.29×118750/22.4×1000 2 =67kg/hr f) 每脱掉1%的硫醇硫消耗12.5Nm 3H 2/m 3原料油 硫醇硫耗氢量=8642 .0100 %3.9310155.126????-=0.02Nm 3/T
0.0202×118750/22.4× 1000 2 =0.2kg/hr g) 加氢裂解耗氢量 原料油裂解程度为3%，每裂解1分子原料，消耗3分子氢 加氢裂解耗氢量=34 .197% 31000?×3×22.4=10Nm 3/T 10.22×118750/22.4×1000 2 =108kg/hr 总化学耗氢量=2.34+1.26+0.0967+22.96+6.29+0.0202+10.22=43Nm 3/T =24.81+13.36+1.025+243.44+66.69+0.214+108.36=458kg/hr 重量分数：加氢脱硫：81 .24×100%=5.42% 3a)b)c)d)e)3397kcal/T×118.75T/hr=403394kcal/hr f).加氢裂解反应放热量=450kcal/Nm 3×10.22Nm 3/T=4599kcal/T 4599kcal/T×118.75T/hr=546131kcal/hr 总的反应放热量∑=1404+756+58.02+28930+3397+4599=39144kcal/T =166725+89775+6889.875+3435437.5+403393.75+546131.25=4648352.375kcal/hr 重量分数：加氢脱硫： %59.3%10039144 1404 =? 加氢脱氮： %93.1%10039144 756 =?
柴油加氢改质装置
柴油加氢改质装置 工艺原理 1加氢精制 加氢精制主要反应为加氢脱硫、加氢脱氮、加氢脱氧、烯烃与芳烃的饱和加氢，以及加氢脱金属。其 典型反应如下 (1) 脱硫反应: 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HS,从而硫杂原子被脱掉。 化学反应方程式： 二硫化物： 硫醇：RSH十Hz^RH十出也 硫瞇；RSR' + RH + R'H + HQ 二硫化物：RSSR 1+ 3H2 -*RH + if H 十RSSR + 3H2 T RH + R' H + 2H 2S 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，即首先S-S键上断开，生成硫醇，再进一步加氢生成烃和硫化氢，中间生成的硫醇也能转化成硫醚。 噻吩与四氢噻吩的加氢反应: 噻吩加氢产物中观察到有中间产物丁二烯生成，并且很快加氢成丁烯，继续加氢成丁烷苯并噻吩在50 - 70大气压和425 'C加氢生成乙基苯和硫化氢： 对多种有机含硫化物的加氢脱硫反应进行研究表明：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。环状含硫化物加氢脱硫较困难，需要苛刻的条件。环状含硫化物在加氢脱硫时，首 先环中双键发生加氢饱和，然后再发生断环再脱去硫原子。 各种有机含硫化物在加氢脱硫反应中的反应活性，因分子结构和分子大小不同而异，按以下顺序递减： +H2S-
例如：焦化柴油加氢时，当脱硫率达到 90%的条件处，其脱氮率仅为 40%。 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) 脱氮反应 石油馏分中的含氮化合物可分为三类： a 脂肪胺及芳香胺类 b 吡啶、喹啉类型的碱性杂环化合物 c 吡咯、咔唑型的非碱性氮化物 在各族氮化物当中，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都是比较不活 泼的，特别是多环氮化物更是如此。这些杂环化合物存在于各种中间馏分，特别是重馏分，以及 煤及油母页岩的干馏或抽提产物中。 在石油馏分中，氮化物的含量随馏分本身分子量增大而增加。 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 500 '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，吡啶的加氢脱氮 比其它氮化物更困难。为 了脱氮完全，一般需要比脱硫通常采用的压力范围更高的压力。 在几种杂原子化合物中，含氮化合物的加氢反应最难进行，或者说它的稳定性最高。当分子 结构相似时，三种杂原子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 RSH > RSSR> RSR >噻吩 在石油馏分中，氮含量很少，一般不超过几个 在加氢精制过程中，氮化物在氢作用下转化为 ppm 。 NH 3和烃。几种含氮化物的氢解反应如下 : 300 -