航煤加氢资料
航煤加氢精制反应器的设计
航煤加氢精制反应器的设计航煤加氢精制反应器的设计航煤在航空燃料中占有重要的地位，但由于其环境污染和安全等问题，需要进行精制。
航煤加氢精制反应器是一项关键技术，它能够将含氧、含硫等杂质去除，在保证航煤能够满足航空用途的同时，又不会对环境造成危害。
本文将详细讲述航煤加氢精制反应器的设计原理和方法，以期对相关研究人员提供一定的参考。
一、航煤加氢精制反应器的原理航煤加氢精制反应器是利用氢气对航煤进行氢化反应，将其中的杂质去除以获得高纯度的航煤。
该反应器主要通过加入氢气和反应催化剂，引发氢化反应，将航煤中的硫、氧等杂质转化为易挥发的化合物，然后通过精制工艺将其去除，最终得到高纯度的航煤。
具体地说，航煤加氢精制反应器的原理包括以下几个方面：1. 氢气与航煤的化学反应航煤加氢精制反应器中所用氢气的作用主要有两个，一是将航煤中的杂质转化为易挥发的化合物，二是与航煤中的氧和氮反应，生成水、氨等化合物，从而降低航煤的含氧和含氮量。
2. 反应催化剂的作用在航煤加氢精制反应器中，反应催化剂起着重要的作用。
它们能够引发反应，促进反应速率的提高，并且能够降低反应温度和氢气的使用量，从而在实际工业应用中能够降低成本。
二、航煤加氢精制反应器的设计航煤加氢精制反应器的设计包括反应器的材料、结构和工艺参数等多个方面。
1. 反应器的材料航煤加氢精制反应器需要使用高强度和高耐高温的材料。
因为反应器内需要承受高压和高温的条件，同时还要兼顾防锈和防腐的要求。
目前较为常见的反应器材料有不锈钢、钛合金、镍合金等。
2. 反应器的结构航煤加氢精制反应器的结构直接关系到其稳定性和反应效率。
一般来说，反应器可以采用垂直或水平结构，具体的选择应根据反应器所处的工艺流程和研究需求而定。
此外，为保证反应器内部的杂质不污染航煤，反应器的杂质收集器和分离器也应该合理设计。
3. 工艺参数的调节航煤加氢精制反应器的反应条件包括反应温度、反应压力、氢气流速等，这些参数的调节都对反应器的反应效率和成本产生影响。
FRIPP煤油加氢技术交流概述
馏程范围,℃ 硫,μg/g 硫醇硫,μg/g 博士试验
赛波特颜色
原料油 1.6 290 4.0 120
152~224
1075 14
127
1
通过
+20 +30
加氢生成油 1.2 0.8 0.8 0.8 290 290 240 240 4.5 2.5 4.0 2.5 80 150 80 150
58 8.2 422 354 2.8 2.8 5.6 3.1 通过 通过 通过 通过 +30 +30 +30 +30
工艺条件
压力,MPa 反应温度,℃ 体积空速,h-1 氢油体积比
油品性质
馏程范围,℃ 硫,μg/g 硫醇硫,μg/g 博士试验
赛波特颜色
原料油
146~240 1196 102
+24
加氢生成油 1.2 1.2 0.8 240 290 260 4.0 4.0 3.0 80 80 100
357 3 通过
+30
催化剂应具有高活性和活性稳定性
煤油加氢技术交流稿
FRIPP
FRIPP常规航煤加氢催化剂
FH-98A催化剂是针对二次加氢汽煤 柴油馏分开发的催化剂，主要目的是 深度脱氮、解决油品安定性
煤油加氢技术交流稿
FRIPP
FRIPP常规航煤加氢催化剂
FH-98A催化剂 载体：Si-Al 化学组成：W-Ni
赛氏比色
+21
>+30
+22
>+30
硫醇硫，μg/g
103
2
74
2
硫，μg/g
1169.2
14.7
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能耗指标及计算表/ d/ d# |) V: L) V6 T4 H, |
序 0 T; \" S+ X- F% d4 N5 x b$ O
号
项目
年消耗量
能耗指标
能耗+ {) g; A+ e0 h7 ?) `: V7 r1 ?
单位
数量
单位
系数
MJ/a
1
循环水
万吨
45.70
ห้องสมุดไป่ตู้
千焦/吨
6.38
191.47
3
电
万度
233.5
千焦/度
11.84
2765.77! |" }4 `( E {3 y4
K8 u
4
燃料气
万吨
78.96
千焦/吨
39.464
3115.84
5
氮气
万标米 3
2.6
千焦/标米 3
6.28
16.35
6
净化风
万标米 3
75.60
千焦/标米 3
1.59
120.2 d* a) \,
[, U) s5 R
7
蒸汽（1.0MPa）
（5）
燃料气系统 6 b6 k. B' }* X {% I( A: a8 f
燃料气自装置外系统来部分至加热炉作燃料气，另一部分至（1001－D－101）作保护气。
（6）
氮气系统 1 Y% l+ C) g) w
低压氮气(0.85MPa)由系统进入装置各用氮点。
高压氮气(2.5MPa)进入装置各用氮点。1 M2 ~6 G0 [5 @2 m0 @
万吨
0.17
千焦/吨
3182
航煤加氢装置流程介绍
航煤加氢装置流程介绍
航煤加氢装置是用于将航煤（船上燃料）转化为液化天然气（LNG）的设备。
其工艺流程大致如下：
1. 航煤进料：将航煤从船上转移到航煤加氢装置中。
2. 预处理：将航煤经过粉碎、干燥、筛分等预处理工序，减少杂质含量。
3. 加氢：将预处理好的航煤与氢气混合在一起，在高温高压下进行加氢反应。
4. 分离：通过蒸馏、压缩等方式将LNG和水分离。
5. 冷却：将分离后的LNG进行冷却，使其达到储存和运输要求的温度。
6. 储存和运输：将LNG储存在液化气船或液化气罐车中，运往目的地。
请注意，这只是航煤加氢装置的大致流程，具体的工艺可能因生产厂家而异。
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装置基本原理介绍加氢精制是在一定的温度、压力、氢油比和空速条件下，借助催化剂的作用，将油品（直馏航煤）中的硫、氮、氧化合物转化成易除去的H2S、NH3、H2O而脱除，并将油品中的杂质如重金属截留在催化剂中。
同时烯烃、芳烃得到饱和，从而得到安定性、燃烧性都较好的产品。
, u- Z0 j/ D" s2 w4 J. f/ g脱硫硫化物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：对机械设备的腐蚀，给炼油过程增加困难，降低油品的质量，燃料燃烧造成环境污染等。
其中，有代表的含硫化合物主要有硫醇、硫醚、二硫化物和噻吩等。
9 {5 S; D' ^1 i1 i; XRSH+H2→RH+ H2S' }8 K5 \7 N0 D7 I脱氮含氮化合物对产品质量的稳定性有较大危害，并且在燃烧时会排放出NOX 污染环境。
石油产品中的含氮化合物主要是杂环化合物，非杂环化合物较少。
2 R" T! {0 K2 a/ ]$ P: d! SR NH2 + H2 RH + NH3% V A- _. a- x' O脱氧RCH2OOH + 2 H2 RH3 + 2H2O' C3 `3 I7 `, i. A* }烯烃、芳烃的饱和; n7 \0 y a) \$ U& u6 C1 R7 m9 M- z" nRˊCH=CHˊR RˊCH2¬¬-CH2Rˊx8 r0 W4 ~! B7 d- _! M3 p7 L: U8 H. O7 M4 u工艺流程说明反应部分直馏航煤自原料罐区及常压装置来经原料油过滤器（1001－SR－101A/B）原料油脱水器（1001－D－104）进入原料缓冲罐（1001－D－101）。
经加氢进料泵（1001－P－101A/B）升压至约与氢气混合,然后经反应流出物/反应进料换热器（1001－E－101A/B/C/D）壳程，换热后进入加热炉（1001－F－101）加热至反应所需的温度进入反应器（1001－R－101）。
航煤液相加氢技术的研究及应用
航煤液相加氢技术的研究及应用摘要煤液相加氢技术是将煤经过加氢、改性、裂解的过程在液相中生成液体燃料，包括半熟油、微烃油、芳香油。
煤液相加氢技术在研究及应用方面近年来取得一定的进展，但仍存在工艺结构复杂、生产率低、成本高等问题，加之原料煤质量及污染物含量各异，技术应用仍较有限。
因此，研究以改善原料质量、提高加氢裂解及精制工艺，提高生产效率及洁净度，降低生产成本等在加强对煤液相加氢技术的研究及应用，是十分必要的。
一、煤液相加氢的原理及目的煤液相加氢是指将原料煤在液相中接受加氢、改性、裂解这些反应处理，形成液态燃料的技术。
其中，煤的原子量通过原子量变大、难解部分向热稳定原子量小、容易解离的小分子物质产生裂解，主要从煤中获得半熟油、微烃油和芳香油等液态燃料，从而起到加工优质液体燃料的作用。
煤液相加氢是把原料煤经过加氢、改性、裂解反应处理，从而生成优质液体燃料的技术，主要用于解决煤炭质量较差、污染物含量较高等不足，实现节能降耗及环保的目的。
它还可以起到准化能源的作用，增强燃料的耐久性，提高汽车性能，减少汽车机油、润滑油的消耗，从而节约能源消耗。
（1）煤深加工技术研究。
包括对煤的质量组成、表征参数及加工特性的较全面的研究，以优化煤的深加工技术，特别是煤液相加氢技术的技术性评价，把握煤的质量条件和加工技术要点，制定加工的实施方案；（2）煤液相加氢条件优化研究。
包括煤液相加氢反应器的设计、加氢剂量及反氢条件的优化、反应器介质温度和压力条件及时间的选择等；（3）煤液相加氢产物分离技术研究。
包括研究各液态燃料及污柩物的分离技术、优化分离技术、开发新型材料等研究工作。
（1）液体燃料的生产应用。
可获得优质的半熟油、微烃油、芳香油等液体燃料，生产出符合国家标准的柴油和汽油；（2）煤液相加氢技术在能源利用方面的应用。
可以起到准化能源的效果，提高燃料的抗磨耐久性、抗热性等特性，提高汽车性能，减少汽车机油、润滑油的消耗，从而省事能源消耗。
航煤液相加氢技术的研究及应用
用。由于装置反应系统不存在循环氢气，避免耗比较低，航煤液相加氢装置无需循环泵，进一步降低了生产 成本。航煤液相加氢装置由进料系统、反应系统和汽提分馏系统
Keywords: aviation kerosene；hydrofining；liquid-phase hydrogenation
伴随国家经济的快速发展，我国对喷气燃料的需求也迅速增 长，据统计数据显示[1]，航煤消费量约占全国煤油消费量的八成， 余下为军煤、灯煤和其他领域的消费。随着近年中国民航业的快 速发展，民用航煤的消费增势强劲。2016 年煤油消费为 3025.8 万吨，同比增加 9.2 %，是三大油品中增速最快的，十年来的年均 增速为 10.1 %。我国航煤主要来源于原油常压蒸馏出的直馏航煤 馏分，二次加工的航煤产量占据的份额较小。直馏煤油的加工工 艺分为加氢和非临氢技术两种[2]，相比之下，加氢工艺对原料油 的适应性和装置的易操作性要强得多，因而加氢工艺正逐步取代 传统非加氢工艺。随着航煤需求量的增长，航煤加氢精制技术在 炼油工业中的地位越来越重要，开发低成本的航煤加氢技术迫在 眉睫。抚顺石油化工研究院(FRIPP)开发的低成本航煤加氢精制技 术[3-4]，开发了系列航煤加氢催化剂、低压航煤加氢技术和航煤液 相加氢技术，主要对航煤进行脱硫醇、降酸值和改善颜色，生产 合格的航煤产品，已有 17 套工业装置应用。
适应于航煤液相加氢精制。工业应用结果表明，采用 FH-40B 催化剂，航煤液相加氢装置在满足装置平稳运转和航煤产品质量平稳的同时，氢气
利用率高达 58.7 %，说明航煤液相加氢技术是耗氢量低、氢气利用率高、投资成本低、运行费用低的先进可靠的技术。
加氢裂化装置优化运行生产航煤技术攻关
加氢裂化装置优化运行生产航煤技术攻关随着我国对航空煤油需求的不断增加，加氢裂化装置的优化运行生产对于航煤技术攻关变得尤为重要。
加氢裂化技术是航煤生产中的关键环节，其优化运行将直接影响航煤质量和产量。
为了提高航煤的质量和产量，降低生产成本，我国科研人员不断进行技术攻关，积极寻求技术创新，推动加氢裂化装置的优化运行生产。
一、加氢裂化技术在航煤生产中的地位加氢裂化技术是将原油或者重质油转化成航空煤油的主要方法之一，也是目前航煤生产中使用最为广泛的技术之一。
加氢裂化技术可以将原油中的重质烃类分子在催化剂的作用下裂解成较轻质的烃类物质，可提高航煤的产量、改善航煤的质量、降低航煤的硫含量、降低航煤的芳烃和烯烃含量，保障航煤的需求。
加氢裂化技术在航煤生产中的地位非常重要。
随着对航煤的需求不断增加，对加氢裂化装置的技术要求也在不断提高，如何实现加氢裂化装置的优化运行已成为当前航煤技术攻关的重要课题。
二、加氢裂化装置存在的问题1. 催化剂的选择问题：催化剂是加氢裂化装置的重要组成部分，直接影响加氢裂化反应的效率和产物的质量。
目前，我国在加氢裂化催化剂研究上与国际先进水平还存在一定差距，催化剂的稳定性和活性需要进一步提高。
2. 操作参数的优化问题：加氢裂化装置的操作参数对于反应效率和产物质量也有着重要的影响，而当前加氢裂化装置在运行过程中，参数调节仍然存在很多困难，导致反应效率和产品质量不能得到最大程度的提高。
3. 能源消耗问题：加氢裂化装置的运行需要耗费大量的能源，目前仍缺乏有效的节能减排技术，导致能源消耗较大。
以上问题的存在导致了加氢裂化装置在航煤生产中的运行存在一定的问题和障碍，严重影响了航煤的产量和质量。
如何解决这些问题，实现加氢裂化装置的优化运行，成为当前航煤技术攻关的重点和难点。
为了解决加氢裂化装置存在的问题，提高航煤的产量和质量，我国科研人员积极开展技术攻关，推动加氢裂化装置的优化运行生产。
主要进行以下几方面的技术攻关：1. 催化剂的研发和优化：加氢裂化装置中的催化剂是影响航煤质量和产量的关键因素之一。
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1.1 装置基本原理介绍加氢精制是在一定的温度、压力、氢油比和空速条件下，借助催化剂的作用，将油品（直馏航煤）中的硫、氮、氧化合物转化成易除去的H2S、NH3、H2O而脱除，并将油品中的杂质如重金属截留在催化剂中。
同时烯烃、芳烃得到饱和，从而得到安定性、燃烧性都较好的产品。
, u- Z0 j/ D" s2 w4 J. f/ g1.1.1 脱硫硫化物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：对机械设备的腐蚀，给炼油过程增加困难，降低油品的质量，燃料燃烧造成环境污染等。
其中，有代表的含硫化合物主要有硫醇、硫醚、二硫化物和噻吩等。
9 {5 S; D' ^1 i1 i; XRSH+H2→RH+ H2S' }8 K5 \7 N0 D7 I1.1.2 脱氮含氮化合物对产品质量的稳定性有较大危害，并且在燃烧时会排放出NOX 污染环境。
石油产品中的含氮化合物主要是杂环化合物，非杂环化合物较少。
2 R" T! {0 K2 a/ ]$ P: d! SR NH2 + H2 RH + NH3% V A- _. a- x' O1.1.3 脱氧RCH2OOH + 2 H2 RH3 + 2H2O' C3 `3 I7 `, i. A* }1.1.4 烯烃、芳烃的饱和; n7 \0 y a) \$ U& u6 C1 R7 m9 M- z" nRˊCH=CHˊR RˊCH2¬¬-CH2Rˊ x8 r0 W4 ~! B7 d- _! M3 p7 L: U8 H. O7 M4 u1.2 工艺流程说明1.2.1 反应部分直馏航煤自原料罐区及常压装置来经原料油过滤器（1001－SR－101A/B）原料油脱水器（1001－D－104）进入原料缓冲罐（1001－D－101）。
经加氢进料泵（1001－P－101A/B）升压至约2.7Mpa与氢气混合,然后经反应流出物/反应进料换热器（1001－E－101A/B/C/D）壳程，换热后进入加热炉（1001－F－101）加热至反应所需的温度进入反应器（1001－R－101）。
混氢原料在催化剂的作用下进行加氢反应,反应产物与反应进料换热后经空冷器（1001－A－101）冷却到50℃，进入低压分离器（1001－D－102）分离出大部分的生成油进入分馏部分，低分顶部出来的循环氢与装置外来新氢混合经循环氢分液罐（1001－D－103）脱液经循环氢压缩机（1001－K－101A/B）增压后与原料混合进入反应系统。
6 m o6 U0 p) m$ c+ ^# d1.2.2 分馏部分 W8 I. i g" Y- ^( v3 C' I自反应系统来的生成油经精制航煤/低分油换热器（1002－E－201A/B/C/D）壳程与精制航煤换热进入分馏塔（1002－C－201）第25层塔盘。
塔顶油气经空冷器（1002－A－201）与分馏塔顶后冷器(1002－E－202)冷凝后入分馏塔顶回流罐(1002－D－201)分出气/液两相。
气相与柴油加氢精制装置塔顶气体合并后,送去轻烃回收装置；液相分出污水后经分馏塔顶回流泵(1002－P－201A/B)提高压力后一部分作为塔顶回流，控制塔顶温度。
一部分与柴油加氢精制装置石脑油合并送出装置作重整进料。
塔底油一路经分馏塔底重沸器(1002－E－204)壳程，与柴油加氢装置来的精制柴油换热后返回塔底，另一路经精制航煤泵（1002－P－202A/B）升压后经精制航煤/低分油换热器与低分油换热，经空冷（1002－A－202）和后冷器（1002－E－203）冷却至40℃后配入一定比例的抗氧剂经精制航煤过滤器（1002－SR－201A/B）和精制航煤脱水器（1002－D－204）作为产品送出装置去罐区。
也可混入精柴出装置。
航煤出装置前需要在线加入抗氧化剂。
装置内设抗氧剂配制罐（1002-D-202）、抗氧剂中间罐（1002-D-203）和抗氧剂计量泵（1002-P-203A/B）。
有关抗氧化剂的配制设备需放置在避风避雨场所。
抗氧化剂母液配制浓度10g/L，抗氧剂配制罐（1002-D-202）每罐加抗氧剂25Kg。
& \! [8 @9 T# Q6 ~! {) o' u1.2.3 催化剂活化流程+ m% X' W6 G: C- r- t& l为了提高催化剂活性，新鲜的或再生后的催化剂在使用前都必须进行活化。
设计采用液相活化方法，以直馏煤油为活化油。
催化剂进行活化时，系统内氢气经循环氢压缩机按正常操作路线进行循环，活化油经原料泵升压进入反应系统，按催化剂活化升温曲线的要求，控制反应升温速度至催化剂活化结束。
催化剂活化结束后，活化油通过不合格油线退出装置。
1.2.4 公用工程部分工艺流程（1）净化风和非净化风系统$ ]/ ^( o' [7 z0 a" |０.７MPa的净化压缩空气自净化风供风系统来，进入净化压缩空气罐（903－D－307）稳压后至气动阀及各仪表用点。
非净化风自装置外来进入装置后引至各软管站。
（2）新鲜水系统* C/ E! k3 ]1 i7 C. x新鲜水自新鲜水管网来进入装置各用水点。
（3）循环水系统' K- Y% s R* l& L3 A循环冷水自循环水供水系统来，并联进入装置各冷却水用点，换热后的循环热水再汇成一路出装置。
（4） 1.0MPa蒸汽系统1.0MPa蒸汽系统自管网来至各用汽点、吹扫点、加热器。
: J' _5 t- O+ k1 A2 T（5）燃料气系统6 b6 k. B' }* X {% I( A: a8 f燃料气自装置外系统来部分至加热炉作燃料气，另一部分至（1001－D－101）作保护气。
（6）氮气系统1 Y% l+ C) g) w低压氮气(0.85MPa)由系统进入装置各用氮点。
高压氮气(2.5MPa)进入装置各用氮点。
1 M2 ~6 G0 [5 @2 m0 @3 o6 K( g- B9 K# I. a% ?. ?4 v6 T1.3 物料平衡原料产品性质1.3.1 物料平衡见表1.3-1表1.3-1* e. L# B! H7 j+ k$ W' t物料平衡 w% 初期末期入方：原料油100.000 100.000H2（化学耗氢）0.067 0.0652 B$ i. U6 c s5 F1 P小计100.067 100.065出方： 4 \# p7 X G& JH2S 0.046 0.044航煤馏分100.021 100.021小计100.067 100.065( Y' y) G" y: r' j; B1.3.2 原料、产品性质及主要技术规格5 f) c6 N8 O+ \) B, n6 y3 a1 L（1）原料 ) t2 ^. ]5 i. b5 H* s" _①原料油该装置原料油为直馏航煤，其边界条件如下：+ w# `( j8 M* c' M$ R进装置温度：常压蒸馏装置直供原料时为50℃罐区供原料时为40℃进装置压力： 0.6 MPa(G)性质见表1.3-2表1.3-20 G: G5 J+ \2 i2 J$ _项目直馏航煤密度kg/m3 775～8303 C8 c3 W- F! l+ A4 @1 y! ~- l5 R" o硫，μg/g 1450; o: J. F2 I1 Z( o1 \硫醇性硫，μg/g 105$ s# _4 e. | q" j; t; H冰点，℃≤-50倾点，℃-60烟点，mm 31馏程（ASTM D86），℃ 8 [# ^* Q# P+ E v3 w( U2％/5% 135/166# D1 t# U8 r) f9 A4 {10%/30% 177/191) Z; t' d7 m$ z50%/70% 202/21490%/95% 232/241$ F6 o3 J0 }! z5 V, t98％252②新氢该装置所用新氢由重整装置提供，其边界条件如下：进装置温度： 40℃进装置压力： 2.0MPa(G), D3 H; }+ X7 Q v6 p组成见表1.3-3组成见表1.3-3组成H2 C1 C2 C3 iC4 nC4 iC5 C6+V％91.35 2.67 2.71 2.18 0.47 0.35 0.11 0.16; N a$ ^% n, \5 {# ~8 F9 V（2）产品规格! R$ U# I0 L/ l5 G& | B# p①石脑油1 O% V2 x! `& ~4 \4 F/ {' y该装置产生的少量石脑油与柴油加氢精制装置产生的石脑油汇合后送至重整装置。
②航煤) T, _% T! {9 s5 W& F, _该装置主要产品为优质3号喷气燃料，其质量满足GB6537-94要求，预期产品性质见, ?! D' O5 P" b/ n3 E0 a表1.3-4表1.3-43 t8 L0 S( r, Y7 p3 C控制项目单位控制指标颜色（赛氏比色）号透明无溶解水及悬浮物, R; X. Z" R5 o* Z& i: O* L8 g总酸值mgKOH/g ≤0.0152 D; `% @% F: U {芳烃含量%(V/V) ≤20烯烃含量%(V/V) ≤5.0. r) B! t Z! {+ `总硫含量%(m/m) ≤0.20硫醇性硫%(m/m) 通过. c- k8 ?- e0 ^或博士试验通过/ B' q& |; G y8 g4 M+ U10％回收温度℃≤20550％回收温度℃≤232终馏点℃≤300残留量%(V/V) ≤1.5' x0 h. W- u+ p; L' {水反应界面情况级≤１b! _& X* L( |" t( [% H3 @电导率(20℃) pS/m 50～450实际胶质mg/100ml ≤7* J# y2 T: }6 v闪点℃≥38' f% E$ y# X6 i, u密度(20℃) kg/m3 775～830冰点℃≤-47粘度，20℃mm2/s ≥1.25粘度，-20℃mm2/s ≤8# D! h) W$ K# S0 {9 O; j: g净热值MJ/kg ≥42.8烟点mm ≥25或烟点最小为20mm时，萘烃含量%(V/V) ≥3.0铜片腐蚀(100℃，2h) 级≤１; p7 x" B0 g( t银片腐蚀(50℃，4h) 级≤１热安定性(260℃，2.5h)，压力降KPa ≤3.3+ Y7 H# l) @# I管壁评级<3,且无孔雀蓝色或异常沉淀物. c; G' A0 N1 w) I+ H/ _9 n固体颗粒污染物含量Mg/l 报告3 k' f7 z H, Q' K C3 | H3 \, d8 i1.4 能耗指标$ v; @" H: @) _, A7 d* i7 V能耗指标及计算表/ d/ d# |) V: L) V6 T4 H, |序0 T; \" S+ X- F% d4 N5 x b$ O号项目年消耗量能耗指标能耗+ {) g; A+ e0 h7 ?) `: V7 r1 ?单位数量单位系数MJ/a1 循环水万吨45.70 千焦/吨 6.38 191.473 电万度233.5 千焦/度11.84 2765.77! |" }4 `( E {3 y4 K8 u4 燃料气万吨78.96 千焦/吨39.464 3115.845 氮气万标米3 2.6 千焦/标米3 6.28 16.356 净化风万标米3 75.60 千焦/标米3 1.59 120.2 d* a) \, [, U) s5 R7 蒸汽（1.0MPa）万吨0.17 千焦/吨3182 534.588 凝结水万吨-0.17 千焦/吨320.3 -53.18能耗合计422.29. }9 ^$ [3 k- y9 N4 Z! A单位能耗 10.09×104kcal/t' s# }( p8 h" g/ D+ ]. y* }5 {. H% w7 Q9 h) U/ F1.5 装置设计的主要操作条件9 K$ j2 T' a* j" R5 D# C1.5.1 反应温度加氢反应的温度是根据催化剂和油品的性质决定的，提高反应温度会加快加氢精制的反应速度，生成油的含硫及含氮量会降低，只要能达到所要求的加氢深度，反应温度就不要再提高。