柴油加氢装置流程图

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：

加氢裂化工艺流程概述

加氢裂化工艺流程概述 全装置工艺流程按反应系统（含轻烃吸收、低分气脱硫）、分馏系统、机组系统（含PSA系统）进行描述。 1.1反应系统流程 减压蜡油由工厂罐区送入装置经原料升压泵（P1027/A、B）后，和从二丙烷罐区直接送下来的轻脱沥青油混合，在给定的流量和混合比例下原料油缓冲罐V1002液面串级控制下，经原料油脱水罐（V1001）脱水后，与分馏部分来的循环油混合，通过原料油过滤器（FI1001）除去原料中大于25微米的颗粒，进入原料油缓冲罐（V1002），V1002由燃料气保护,使原料油不接触空气。 自原料油缓冲罐(V1002)出来的原料油经加氢进料泵 (P1001A,B)升压后，在流量控制下与混合氢混合，依次经热高分气/混合进料换热器（E1002）、反应流出物/混合进料换热器(E1001A,B)、反应进料加热炉（F1001）加热至反应所需温度后进入加氢精制反应器（R1001），R1001设三个催化剂床层，床层间设急冷氢注入设施。R1001反应流出物进入加氢裂化反应器（R1002）进行加氢裂化反应，两个反应器之间设急冷氢注入点，R1002设四个催化剂床层，床层间设急冷氢注入设施。R1001反应流出物设有精制油取样装置，用于精制油氮含量监控取样。 由反应器R1002出来的反应流出物经反应流出物/混合

进料换热器(E1001)的管程，与混合原料油换热，以尽量回收热量。在原料油一侧设有调节换热器管程出口温度的旁路控制，紧急情况下可快速的降低反应器的入口温度。换热后反应流出物温度降至250℃，进入热高压分离器（V1003）。热高分气体经热高分气/混合进料换热器（E1002）换热后，再经热高分气空冷器（A1001）冷至49℃进入冷高压分离器（V1004）。为了防止热高分气在冷却过程中析出铵盐堵塞管路和设备，通过注水泵（P1002A,B）将脱盐水注入A1001上游管线，也可根据生产情况，在热高分顶和热低分气冷却器（E1003）前进行间歇注水。冷却后的热高分气在V1004中进行油、气、水三相分离。自V1004底部出来的油相在V1004液位控制下进入冷低压分离器（V1006）。自V1003底部出来的热高分油在V1003液位控制下进入热低压分离器（V1005）。热低分气气相与冷高分油混合后，经热低分气冷却器（E1003）冷却到40℃进入冷低压分离器（V1006）。自V1005底部出来的热低分油进入分馏部分的脱丁烷塔第29层塔盘。自V1006底部出来的冷低分油分成两路，一路作为轻烃吸收塔（T1011）的吸收油，吸收完轻烃的富吸收油品由T-1011的塔底泵P-1016再打回进冷低分油的进脱丁烷塔线。依次经冷低分油/柴油换热器（E1004）、冷低分油/减一线换热器（E1005A,B）、冷低分油/减二线换热器（E1014）和冷低分油/减底油换热器（E1015），分别与柴油、减一线油、减二

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

渣油加氢工艺流程

第一节工艺技术路线及特点 一、工艺技术路线 300×104t/a渣油加氢脱硫装置采用CLG公司的固定床渣油加氢脱硫工艺技术，该工艺技术满足操作周期8000h、柴油产品硫含量不大于500ppm、加氢常渣产品硫含量不大于0.35w%、残炭不大于5.5w%、Ni+V不大于15ppm的要求。 二、工艺技术特点 1、反应部分设置两个系列，每个系列可以单开单停（单开单停是指装置二个系列分别进行正常生产和停工更换催化剂）。由于渣油加氢脱硫装置的设计操作周期与其它主要生产装置不一致，从全厂生产安排的角度，单开单停可以有效解决原料储存、催化裂化装置进料量等问题，并使全厂油品调配更灵活。 2、反应部分采用热高分工艺流程，减少反应流出物冷却负荷；优化换热流程，充分回收热量，降低能耗。 3、反应部分高压换热器采用双壳、双弓型式，强化传热效果，提高传热效率。 4、反应器为单床层设置，易于催化剂装卸，尤其是便于卸催化剂。 5、采用原料油自动反冲洗过滤器系统，滤除大于25μm以上杂质，减缓反应器压降增大速度，延长装置操作周期。 6、原料油换热系统设置注阻垢剂设施，延长操作周期，降低能耗，而且在停工换剂期间可减少换热器和其它设备的检修工作。 7、原料油缓冲罐采用氮气覆盖措施，以防止原料油与空气接触从而减轻高温部位的结焦程度。 8、采用炉前混氢流程，避免进料加热炉炉管结焦。 9、第一台反应器入口温度通过调节加热炉燃料和高压换热器旁路量来控制，其他反应器入口温度通过调节急冷氢量来控制。 10、在热高分气空冷器入口处设注水设施，避免铵盐在低温部位的沉积。 11、循环氢脱硫塔前设高压离心式分离器除去携带的液体烃类，减少循环氢脱硫塔的起泡倾向，有利于循环氢脱硫的正常操作。 12、设置高压膜分离系统，保证反应氢分压。 13、冷低压闪蒸罐的富氢气体去加氢裂化装置脱硫后去PSA回收氢气。 14、新氢压缩机采用二开一备，每台50%负荷，单机负荷较小，方便制造，且装置有备机。 15、分馏部分采用主汽提塔＋分馏塔流程，在汽提塔除去轻烃和硫化氢，降低分馏塔材质要求。 分馏塔设侧线柴油汽提塔及中段回流加热原料油，降低塔顶冷却负荷，提高能量利用率，减小分馏塔塔径。 16、利用常渣产品发生部分低压蒸汽。通过对装置换热流程的优化，把富裕热量集中在温位较高的常渣产品，发生低压蒸汽。 17、考虑到全厂能量综合利用，正常生产时常渣在150℃送至催化裂化装置。在催化裂化装置事故状态下，将常渣冷却至90℃送至工厂罐区。 18、催化剂预硫化按液相预硫化方式设置。 三、工艺流程说明 （一）工艺流程简述 1、反应部分 原料油自进装置后至冷低压分离器（V-1812）前的流程分为两个系列，以下是一个系列的流程叙述： 原料油在液位和流量的串级控制下进入滤前原料油缓冲罐（V-1801）。原料从V-1801底部出来由原料油增压泵（P1801/S）升压，经中段回流油/原料油换热器（E-1801AB）、常渣/原料油换热器（E-1802AB、E-1803AB）分别与中段回流油和常渣换热，然后进入原料油过滤器（S-1801）以除去原料油于25μm的杂质。过滤后的原料油进入滤后原料油缓冲罐（V-1802），原料油从V-1802底部出来后由加氢进料泵（P1802/S）升压，升压后的原料油在流量控制下进入反应系统。 原料油和经热高分气/混合氢换热器（E-1805AB）预热后的混合氢混合，混合进料经反应流出物/反应进料换热器（E-1804）预热后进入反应进料加热炉（F-1801）加热至反应所需温度进入第一台加氢反应器（R-1801），R-1801的入口温度通过调节F-1801的燃料量和E-1804的副线量来控制，R-1801底部物流依次通过其它三台反应器（R-1802、R-1803、R-1804），各反应器的入口温度通过调节反应器入口管线上注入的冷氢量来控制。从R-1804出来的反应产物经过E-1804换热后进入热高压分离器（V-1803）进行气液分离， V-1803底部出来的热高分液分别在液位控制下减压后，进入热低压分离器（V-1804）进行气液分离，V-1803顶部出来的热高分气分别经热高分气/混合氢换热器、热高分气蒸汽发生器（E-1806）换热后进入热高分气空冷器（E-1807），冷却到52℃进入冷高压分离器（V-1806）进行气、油、水三相分离。 为了防止铵盐在低温位析出堵塞管路，在热高分气空冷器前注入经注水泵（P-1803/S）升压后的脱硫净化水等以溶解铵盐。 从V-1806顶部出来的冷高分气体（循环氢）进入高压离心分离器（V-1807）除去携带的液体烃类，减少循环氢脱硫塔（C-1801）的起泡倾向。自V-1807顶部出来的气体进入C-1801底部，与贫胺液在塔逆向接触，脱除H2S，脱硫溶剂采用甲基二乙醇胺（MDEA），贫胺液从贫胺液缓冲罐（V-1809）抽出经贫溶剂泵（P-1804/S）升压后进入C-1801顶部，从塔底部出来的富胺液降压后进入富胺液闪蒸罐（V-1810）脱气。富液脱气后出装置去溶剂再生，气体去硫磺回收。 自C-1801顶不出来的循环氢进入循环氢压缩机入口分液罐（V-1808）除去携带的胺液，V-1808顶部出来的循环氢分成两路，一路去氢提浓（ME-1801）部分，提浓后的氢气经提浓氢压缩机（K-1804）升压后与新氢压缩机（K-1802A.B.C）出口新氢汇合，释放气去轻烃回收装置；另一路进入循环氢压缩机（K-1801）升压，升压后的循环氢分为三部分，第一部分与新氢压缩机来的新氢混合，混合氢去反应部分；第二部分作为急冷氢去控制反应器入口温度；第三部分至E-1807前作为备用冷氢和K-1801反飞动用。循环氢压缩机选用背压蒸汽透平驱动的离心式压缩机。 从两个反应系列的冷高压分离器底部出来的冷高分液分别在液位控制下减压混合后，进入冷低压分离器（V-1812）进行气液分离，冷低分液体在液位控制下从罐底排出并进入热低分气/冷低分液换热器（E-1809）、柴油/冷低分油换热器（E-1811）、常渣/冷低分油换热器（E-1812）换热后进入汽提塔（C-1803）。V-1812顶部出来的冷低分气去轻烃回收装置脱硫。 冷高压分离器底部的含H2S、NH3的酸性水进入酸性水脱气罐（V-1823）集中脱气后送出装置。 两个反应系列的热低分油在液位控制下从V-1803底部排出去分馏部分。热低分气体经E-1809换热后进入热低分气空冷器（E-1810）冷却到54℃，然后进入冷低压闪蒸罐（V-1811）进行气液分离，为了防止在低温位的地方有铵盐析出堵塞管路，在E-1810前注水以溶解铵盐。V-1811顶部出来的富氢气体直接送至加氢裂化装置进行脱硫，然后去PSA装置回收氢气；从下部出来的冷低压闪蒸液进入到冷低压分离器。 新氢从全厂氢网送入，进入新氢压缩机经三段压缩升压后分两路分别与两个系列循环氢压缩机出口的循环氢混合，混合氢气分别返回到各自的反应部分。新氢压缩机设三台，二开一备，每一台均为三级压缩，每台的一级入口设入口分液罐，级间设冷却器和分液罐。 2、分馏部分 来自反应部分的热低分油与经加热后的冷低分液一起进入汽提塔（C-1803）。塔底采用水蒸汽汽提。塔顶部气相经汽提塔顶空冷器（E-1814）冷凝冷却后进入汽提塔顶回流罐（V-1814）进行气液分离，V-1814气体与冷低分气一起出装置送至轻烃回收统一脱硫；V-1814底部出来的液体经汽提

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。

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。

煤焦油加氢工艺流程图和主要设备一览表.doc

百度文库 - 让每个人平等地提升自我 煤焦油加氢项目 煤焦油 离心、过滤、换热 减压塔 沥青至造粒设施 加氢精制进料缓冲罐 加氢裂化进料缓冲罐 加氢精制反应器（ A 、B 、C ） 加氢裂化反应器（ A 、B ） P=16.8MPa P=16.8MPa ° ° t=410 C( 初期） t=402 C( 初期） 精制热高分罐 油 裂化冷高分罐 化 转 氢 气体 液体 未 液体 气体 环 制 精 循 制 精制冷高分罐 精制热低分罐 裂化冷低分罐 裂化 精 体 循环氢 气 压缩机 气体 液体 液体 硫 气 液 脱 精制 精制冷 至 体 体 裂化稳定塔 氢 循环氢 低分罐 体 体 新 压缩机 气 气 充 液体 硫 液 硫 补 氢 脱 油 至 精制 脱 新 化 化 体 至 充 稳定塔 裂 转 补 体 液体 未 新氢 气 新氢 硫 精制分馏塔 裂化分馏塔 压缩机 脱 至 石脑油 柴油 氢 环 循 化 裂

煤焦油加氢装置主要生产设备表 序设备操作条件数量规格介质名称主体材质压力 号名称备注 温度（℃）（台） （ MPa） 一、反应器类 1 加氢精制Ф煤焦油、 H2、 H 2S 反应器 A 1500X13400 加氢精制 Φ 反应器煤焦油、 H2、 H 2S 1800X14678 B/C 加氢裂化 Φ 反应器煤焦油、 H、 H S 1500X10110 2 2 A/B 二、塔类 1 减压塔Ф 2000/2400/1 轻质煤焦油、 Q345R 200 X 25250 重油、水汽 2 精制稳定Ф 600X16000 反应油、 H 、 H S Q245R 塔 2 2 3 精制分馏Ф 1500X2060 石脑油、柴油、 Q345R 塔0 尾油 4 精制柴油 Ф 800X10000 柴油、蒸汽Q245R 汽提塔 5 裂化稳定Ф 400/800X18 反应油、H2 2 Q245R 塔440 、 H S 6 裂化分馏Ф 1500X2060 石脑油、柴油、 Q345R 塔0 尾油 7 裂化柴油 Ф 500X8800 柴油、蒸汽Q245R 汽提塔 三、加热炉类 1 减压塔进400X104 煤焦油1Cr5Mo 料加热炉kcal/h 2 精制加热200X104 精制进料油、 H 2 TP347H 炉kcal/h 3 裂化加热200X104 裂化进料油、 H 2 TP347H 炉kcal/h 精制分馏200X104 1Cr5Mo/ 4 精制尾油 15CrMo 塔再沸炉kcal/h 5 裂化分馏200X104 裂化尾油 1Cr5Mo 塔再沸炉kcal/h 四、换热类原料油 /减壳程 减压循 Q345R 环油 1 压循环油25-4I 20+Q345R 换热器管程原料油 减顶油水 / 壳程减塔中 Q345R 段油 2 减压循环25-4I 减顶油、 油换热器管程20+Q345R 水147/385 1 126/271 1 ▲120/368 1 212/206 1 72/263 1 ▲122/365 1 198/185 1 395 1 ▲315 1 ▲405 1 ▲388 1 ▲385 1 ▲217/178 75/147 1 ▲ 228/217 1 ▲87/150

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

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。

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 -