加氢反应工艺流程
加氢反应工艺流程
将来自缩合工序的辛烯醛通入蒸发器，气化后
辛烯醛经加热器加热到155 ℃左右，进入加氢反应
器管程，在加氢催化剂作用下，进行加氢反应生成
辛醇(2 －EH)。反应产物随循环气流在换热器中与
来自压缩机出口循环氢气进行热交换冷凝，最后经冷
却器冷却并收集在贮槽，送入醇精馏塔进行精制。加
氢原料及产品中包含辛烯醛(EPA)、辛醇及少量的轻
组分、正丁醛(n －BAL)、异丁醛(i －BAL)、正丁醇(n －BuOH)、异丁醇(i －BuOH)、2 －乙基己醛(EHA)、2 －乙基－4 －甲基戊醇(EMPOH)、三聚物和重组分。加氢反应工艺流程见图1。
蜡油加氢裂化装置
180万吨/年蜡油加氢裂化装置 一、工艺流程选择 1、反应部分流程选择 A.反应部分采用单段双剂串联全循环的加氢裂化工艺。 B.反应部分流程选择：本装置采用部分炉前混氢的方案，即部分混合氢和原料油混合进入高压换热器后进入反应进料加热炉，另一部分混合氢和反应产物换热后与加热炉出口的混氢油一起进入反应器。 C.本装置采用热高分流程，低分气送至渣油加氢脱硫后进PSA部分，回收此部分溶解氢。同时采用热高分油液力透平回收能量。因本装置处理的原料油流含量很高，氮含量较高，故设循环氢脱硫设施。 2、分馏部分流程选择 A.本项目分馏部分采用脱硫化氢塔-吸收稳定-常压塔出航煤和柴油的流程，分馏塔进料加热炉，优化分流部分换热流程。采用的流程比传统的流程具有燃料消耗低、投资省、能耗低等特点。 B.液化气的回收流程选用石脑油吸收，此法是借鉴催化裂化装置中吸收稳定的经验，吸收方法正确可靠，回收率搞。具有投资少、能耗低、回收率可达95%以上等特点。 3、催化剂的硫化、钝化和再生 A、本项目催化剂硫化拟采用干法硫化 B、催化剂的钝化方案采用低氮油注氨的钝化方案 C、催化剂的再生采用器外再生。 二、工艺流程简介 1、反应部分
原料油从原料预处理装置和渣油加氢裂化装置进入混合器混合后进入原料缓冲罐（D-101），经升压泵（P-101）升压后，再经过过滤（SR-101），进入滤后原料油缓冲罐（D-102）。原料油经反应进料泵（P-102）升压后与部分混合氢混合，混氢原料油与反应产物换热（E-101），然后进入反应进料加热炉（F-101）加热，加热炉出口混氢原料和另一部分经换热后的混合氢混合，达到反应温度后进入加氢精制反应器（R-101），然后进入加氢裂化反应器（R-102），在催化剂的作用下，进行加氢反应。催化剂床层间设有控制反应温度的急冷氢。反应产物先与部分混合氢换热后再与混氢原料油换热后，进入热高压分离器（D-103）。 装置外来的补充氢由新氢压缩机（K-101）升压后与循环氢混合。混合氢先与热高分气进行换热，一部分和原料油混合，另一部分直接和反应产物换热后直接送至加氢精制反应器入口。 从热高压分离器出的液体（热高分油）经液力透平（HT-101）降压回收能量，或经调节阀降压，减压后进入热低压分离器进一步在低压将其溶解的气体闪蒸出来。气体（热高分气）与冷低分油和混合氢换热，最后由热高分气空冷器（A-101）冷却至55℃左右进入冷高压分离器，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，赌赛空冷器，在反应产物进入空冷器前注入除盐水。 从冷高压分离器分理出的气体（循环氢），经循环氢脱硫后进入循环氢压缩机分液罐（D-108），有循环氢压缩机（K-102）升压后，返回反应部分同补充氢混合。自循环氢脱硫塔底出来的富胺液闪蒸罐闪蒸。从冷高压分离器分离出来的液体（冷高分油）减压后进入冷低压分离器，继续进行气、液、水三相分离。冷高分底部的含硫污水减压后进入酸性水脱气罐（D-109）进行气液分离，含硫污水送出装置至污水汽提装置处理。从冷低压分离器分离出的气体（低分气）至渣油加氢装置低压脱硫部分：液体(冷低分油）经与热高分气换热后进入脱硫化氢塔。从热低压分离器分离出的气体（热低分气）经过水冷冷却后至冷低压分离器，液体（热低分油）直接进入脱硫化氢塔。 2、分馏和吸收稳定部分
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
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
汽油加氢装置工艺流程培训教案
汽油加氢装置工艺流程培训教案 1 汽油加氢装置简介 1.1 概况 乙烯装置来的裂解汽油（C5—C9馏份）中含有大量的苯、甲苯、二甲苯等芳烃成份，是获得芳烃的宝贵原料。裂解汽油中除芳烃外，还含有单烯烃，双烯烃和烯基芳烃，还含有硫、氧、氮杂质。由于有不饱和烃的存在，裂解汽油是不稳定的。裂解汽油加氢的目的就是使不饱和烃变成饱和烃，并除去硫、氮、氧等杂质，为芳烃抽提装置提供稳定的高浓度芳烃含量的原料—加氢汽油。 1.2 原辅料及成品的特性 本装置在工艺上属于易燃、易爆、高温生产线，易发生着火、爆炸和气体中毒等事故。 裂解汽油为淡黄色芳香味挥发性液体，是芳香族和脂肪碳氢化合物的混合体。主要是由苯、甲苯、二甲苯、乙苯及C5-C9以上烃类组成。对人体存在危害作用。 氢气是种易燃易爆气体。氢气与空气混合，爆炸范围为4-74%（V）。 加氢汽油主要是由由苯、甲苯、二甲苯、乙苯及C5-C8饱和烷烃组成，对人体也存在危害作用。 过氧化氢异丙苯为无色或黄色油状液体，有特殊臭味，易分解引起爆炸。 硫化氢属于高危害毒物，密度比空气重，能沿地面扩散，燃烧时会产生二氧化硫有毒蒸汽，对人体存在危害作用。 2 工艺流程简介
2.1工艺特点 汽油装置采用国产化汽油加氢技术，其生产方法是先切除C 5馏份和C 9馏份，剩下的C 6—C 8馏份进行一段加氢，二段加氢，最终得到芳烃抽提的原料—加氢汽油。 2.2装置组成 汽油加氢装置由以下三部分组成： A ：预分馏单元（主要包括切割C 5、脱砷、切割C 9） B ：反应单元（主要包括一段加氢、二段加氢、压缩、和过热炉） C ：稳定单元（主要包括脱硫化氢系统） 2.3工艺说明 2.3.1生产方法 利用裂解汽油中各组分在一定温度、压力的条件下，其相对挥发度不同，采用普通精馏的方法，将C 5馏份和沸点在其以下的轻馏份、C 9馏份和沸点在其以上的重组份，通过脱C 5塔和脱C 9塔分离，得到C 6—C 8馏份，然后通过钯或镍系催化剂和钴钼催化剂，进行选择性二次加氢，将C 6—C 8馏份中的不饱和烃加氢成饱和烃，并除去其中的有机硫化物、氧化物、氯化物，其主要化学反应有： (1)双烯加氢，在一段反应器进行。例如： (2)单烯及硫、氧、氮、氯化物加氢，在二段反应器进行。 例如： H 3C-CH=CH-CH=CH-CH 3+H 2 H 3C-CH=CH-CH 2-CH 2-CH 3 Pa Al 2O 3 CH 3-CH 2-CH=CH-CH 2-CH 3+H 2 CH 3-(CH 2)4-CH 3 Co+Mo Al 2O 3
加氢 制造工艺过程
加氢反应器制造工艺设计 一：加氢反应器的设计背景 工程科学是关于工程实践的科学基础，现代过程装备与控制工程是工程科学的一个分支，因此，生产实习是工科学习的重要环节。在兰州兰石集团实习期间，对化工设备的发展前景和各种化工容器如反应釜、换热器、储罐、分液器和塔器等的有所了解和学习。生产实习的主要任务是学习化工设备的制造工艺和生产流程，将理论知识与生产实践相结合，理论应用于实际。因此，过程装备与检测的课程设计的设置是十分必要的。由于我们实习的加工车间正在进行加氢反应器的生产，而加氢反应器是石油化工行业的关键设备，其生产工艺和设计制造在化工设备中具有显著的代表性，为此，选择加氢反应器这一典型的化工设备作为课程设计的设计题目。 二：加氢反应器的主要设计参数 1：引用的主要标准及规范 国家质量技术监督局颁发的《压力容器安全技术监察规程》（99）版 GB150-1998 《钢制压力容器》 GB6654-1996 压力容器用钢板（含1、2号修改单） JB4708-2000 钢制压力容器焊接工艺评定 JB/T4709-2000 钢制压力容器焊接规程 JB4744-2000 钢制压力容器产品焊接试板的力学性能检验 JB/T4730-2005 承压设备无损检测 JB4726-2000 压力容器用碳素钢和低合金钢锻件 JB4728-2000 压力容器用不锈钢锻件 GB/4237-2007 不锈钢热轧钢板和钢带 GB/T3280-2007 不锈钢冷轧钢板和钢带 GB/T3077-1999 合金结构钢 GB/T14976-2002 流体输送用不锈钢无缝钢管 JB/T4711-2003 压力容器涂敷与运输包装 2 主要技术参数 表一 设计压力 5.75／0.1MPa 设计温度375／177℃ 最高工作压力 4.88MPa 最高工作温度343℃ 容器类别三类容器 容积78.2立方米 腐蚀裕量0 水压试验立式7.47／卧式7.55MPa 盛装介质石脑油、油气、氢气、硫化氢 主体材质15CrMoR 3 结构特点 该加氢精制反应器为板焊结构，其内径φ4000㎜，壁厚98㎜，由2节组成；封头内半径2022
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
加氢裂化工艺的进展和发展趋势
辽宁石油化工大学 中文题目加氢裂化工艺的进展和发展趋势 教学院研究生学院 专业班级化学工程0904 学生姓名张国伟 学生学号 01200901030412 完成时间 2010 年6月20日
加氢裂化工艺的进展和发展趋势 张国伟 （辽宁石油化工大学抚顺113001） 摘要：加氢裂化是油料轻质化的有效方法之一，且原料适应性强，他可以将馏分油到渣油的各种油料转化为更轻的油品，随世界范围内原油变重，重油加氢裂化技术发展较快。本文主要介绍了重油高压和中压加氢裂化技术的特点,阐述了固定床、沸腾床、移动床、悬浮床重油加氢裂化技术在世界范围内工艺发展趋势。 关键字：加氢裂化;工艺；技术特点; 发展趋势 Hydrocracking process of development and trends Zhang guowei （Liaoning petrochemical industry university fushun 113001） Abstract：The hydrocracking is one of effective methods which transfer fuel oils to light one , and raw material is uncompatible.Tt may transform range from the fraction oil to residual oil of each kinds of fuel oils to a lighter oil quality. Accompanying with the crude oil change heavy ,the heavy oil hydrocracking technological development is pretty quick.This article mainly introduce the characteristics of the heavy oil hydrocracking technology in high pressure and mid-presses, The article elaborates the fixed bed, the ebullition bed, the moving bed, hang the floating floor heavy oil hydrocracking technology in the worldwide scale and the craft trend of development. Key word：hydrocracking; artwork; tech- characteristic; development tendency
蜡油加氢工艺流程简介
蜡油加氢工艺流程简介 一、反应部分 自罐区来的混合蜡油经泵升压后先进行换热，再经自动反冲洗过滤器过滤后进入滤后原料缓冲罐，滤后原料油由反应进料泵抽除升压后，先于换热后的混氢混合，再与反应产物进行换热，换热后进入加热炉至要求温度，自上而下流经加氢精制反应器。在反应器中，原料油和氢气在催化剂作用下，进行加氢脱硫、脱氮、烯烃饱和等精制反应。 从加氢精制反应器出来的反应产物与混氢原料换热后,进入热高分罐进行气液分离,热高分罐顶部出来的气相先与混氢换热后进入反应产物空冷器,冷却至50℃左右进入冷高分罐进行油、水、气三相分离。为了防止加氢反应生成的硫化氢和氨在低温下生成铵盐，堵塞高压空冷器的管束，在空冷器前注入脱氧水。冷高分罐顶部的气体经循环氢分液器分液后进入循环氢脱硫塔进行脱硫。 自富液再生装置来的贫胺液经泵升压后进入循环氢脱硫塔，与自塔顶部进入的循环氢进行逆向接触、反应，脱硫后的循环氢自塔顶进入循环氢压缩机入口分液罐，罐顶出来的循环氢经循环氢压缩机升压后，与经压缩后的新氢混合，返回到反应系统。循环氢脱硫塔塔底出来的富液经闪蒸后自压至催化的富液再生装置进行再生。 从热高分罐底部出来的热高分油经减压后进入热低分罐，在热低分罐中再次进行气液分离，热低分罐顶部的气体经冷却后进入冷低分罐，热低分油自压进入脱丁烷塔。
冷高分罐及冷低分罐底部出来的含硫污水经减压后，自压送至污水汽提装置进行无害化处理。冷低分油则在与产品柴油进行换热后，进入脱丁烷塔。冷低分气自压送往催化装置吸收塔入口。 二、分馏部分 冷、热低分油自压进入脱丁烷脱除含硫气体，塔下部设有汽提蒸汽，汽提所用的过热蒸汽来自加热炉对流段。 脱丁烷塔顶油气经冷凝冷却后进入脱丁烷塔顶回流罐，回流罐底部液体全部作为回流返回塔顶，回流罐顶的含硫气体自压送往焦化气压机的入口。 从塔底出来的脱丁烷塔底油经泵增压后，先与产品蜡油进行换热后，再经分馏塔进料加热炉升温至需要的温度后进入分馏塔。 分馏塔设有一个中段回流和一个侧线（柴油），塔下部设有汽提蒸汽，汽提所用的过热蒸汽来自加热炉对流段。 分馏塔顶油气经冷凝冷却后进入塔顶加流罐，罐顶少量油气送至火炬，罐底轻油用塔顶回流泵抽出，一部分作为回流打入分馏塔顶部，另一部分作为石脑油产品送至罐区。从分馏塔中部抽出一股侧线（柴油），进入柴油汽提出轻组份后由泵抽出，经换热冷却后作为柴油产品送至罐区。从分馏塔底部抽出的塔底油，经换热冷却后，作为产品蜡油送至罐区。
芳烃工艺流程简述
工艺流程简述 1）总工艺流程 直馏石脑油和加氢裂化石脑油混合后在石脑油加氢装置 (NHT Unit)通过加氢处理及汽提脱去硫、氮、砷、铅、铜、烯烃和水等杂质。在连续重整装置中把石脑油中的烷烃和环烷烃转化成芳烃，并副产大量的富氢气体。其中一部分产氢用于异构化、歧化和预加氢装置，其余部分则送到炼厂其它加氢装置。 连续重整装置的重整油经过脱戊烷塔脱去C5-馏分进入重整油分离塔。乙烯 裂解汽油从边界来后先与重芳烃塔顶物流换热后进入重整油分离塔。塔顶C 6/C 7 送到SED装置把C 6/C 7 馏分中的芳烃和非芳烃分开。混合芳烃和歧化汽提塔底物 混合送到苯-甲苯分馏装置的苯塔。苯塔顶产生高纯度的苯产品，塔底物流送到甲苯塔。甲苯塔顶生产C7芳烃，其中一部分C7芳烃与重芳烃塔塔顶物流混合送到歧化装置，其余部分作为汽油调组分送出装置。 甲苯塔底物料与重整油塔底物料、异构化产物混合送到二甲苯塔，二甲苯塔塔顶的混合二甲苯送到吸附分离装置，在这里PX作为产品被分离出来。含有EB、MX 和OX的吸附分离抽余液去异构化装置，PX达到新的平衡。异构化脱庚烷塔底物循环回二甲苯塔。二甲苯塔底的C9+送到重芳烃塔，重芳烃塔顶物料C9组分一部分送到歧化装置，其余部分作为汽油调和组分送出装置。重芳烃塔塔底物料作为燃料油供装置内使用。 2）直馏石脑油加氢装置 直馏石脑油进入原料缓冲罐（1510-D101），由预加氢进料泵（1510-P101A/B）泵送与预加氢循环压缩机（1510-K101A/B）来的循环氢混合后进入预加氢进料换热器（1510-E101A/B/C）和预加氢进料加热炉（1510-F101），加热后进入预加氢反应器（1510-R101）和脱氯反应器（1510-R102）。 已脱除硫、氮、氯的预加氢反应产物与硫化氢、氨及含氢气体一起通过与原料换热，再注入凝结水以溶解因冷却可能在下游设备形成的氨盐。再经预加氢产物空冷器（1510-A101），预加氢产物后冷器（1510-E102）冷却后进入预加氢产物分离罐（1510-D102）。预加氢产物分离罐顶含氢气体和补充氢混合经循环压缩机入口分液罐（1510-D103）进入预加氢循环压缩机（1510-K101A/B）循环使用。 预加氢产物分离罐（1510-D102）底液体通过液位控制进入预加氢汽提塔
煤焦油加氢工艺流程图和主要设备一览表
煤焦油加氢项目 煤焦油 离心、过滤、换热 减压塔 加氢裂化进料缓冲罐 加氢精制进料缓冲罐 加氢精制反应器（A、B、C） 加氢裂化反应器（A、B） 精制热高分罐 裂化冷高分罐精制热低分罐 精制冷高分罐精制分馏塔 精制冷低分罐 精制循环氢压缩机 精制稳定塔 裂化冷低分罐 裂化稳定塔 裂化分馏塔 石脑油沥青至造粒设施 精制循环氢 P=16.8MPa t=410 C(初期） °P=16.8MPa t=402 C(初期） °气体液体 气体液体 液体 液体液体 精制未转化油 柴油 裂化 未转化油 裂化循环氢压缩机 气体液体液 体 液体 裂化循环氢 新氢压缩机 补充新氢 新氢 补充新氢 气体气体 至脱硫 气体 至脱硫 气体 至脱硫 气体 至脱硫
序号设备 名称 规格介质名称主体材质 操作条件 数量 （台） 备注 温度（℃） 压力 （MPa） 一、反应器类 1 加氢精制 反应器A Ф 1500X13400 煤焦油、H2、 H2S 加氢精制 反应器 B/C Φ 1800X14678 煤焦油、H2、 H2S 加氢裂化 反应器 A/B Φ 1500X10110 煤焦油、H2、 H2S 二、塔类 1 减压塔Ф2000/2400/1 200 X 25250 轻质煤焦油、 重油、水汽 Q345R 147/385 1 2 精制稳定 塔 Ф600X16000反应油、H2、H2S Q245R 126/271 1 ▲ 3 精制分馏 塔 Ф1500X2060 石脑油、柴油、 尾油 Q345R 120/368 1 4 精制柴油 汽提塔 Ф800X10000柴油、蒸汽Q245R 212/206 1 5 裂化稳定 塔 Ф400/800X18 440 反应油、H2、H2S Q245R 72/263 1 ▲ 6 裂化分馏 塔 Ф1500X2060 石脑油、柴油、 尾油 Q345R 122/365 1 7 裂化柴油 汽提塔 Ф500X8800柴油、蒸汽Q245R 198/185 1 三、加热炉类 1 减压塔进 料加热炉 400X104 kcal/h 煤焦油1Cr5Mo395 1 ▲ 2 精制加热 炉 200X104 kcal/h 精制进料油、H2TP347H315 1 ▲ 3 裂化加热 炉 200X104 kcal/h 裂化进料油、H2TP347H405 1 ▲ 4 精制分馏 塔再沸炉 200X104 kcal/h 精制尾油 1Cr5Mo/ 15CrMo 388 1 ▲ 5 裂化分馏 塔再沸炉 200X104 kcal/h 裂化尾油1Cr5Mo385 1 ▲ 四、换热类 1 原料油/减 压循环油 换热器 25-4I 壳程 减压循 环油 Q345R 217/178 1 ▲ 管程原料油20+Q345R 75/147 2 减顶油水/ 减压循环 油换热器 25-4I 壳程 减塔中 段油 Q345R 228/217 1 ▲ 管程 减顶油、 水 20+Q345R 87/150
苯加氢工艺流程
xxxx化工有限公司 10万吨/年粗苯加氢精制装置工艺流程 2008年10月份 第一章工艺流程说明 1.加氢100单元 1.1概述 加氢100单元包括蒸发部分，反应部分，和稳定塔。 蒸发部分主要包括预蒸发器E-101A/E和带有多段蒸发器重沸器E-102A/B的多段蒸发器T-101。预反应器R-101和带有主反应器加热炉H-101的主反应器R-102构成反应部分的关键设备。
原料(焦化轻油=COLO )在反应部分进行处理，像硫、氧和氮化合物杂质，在升温和加压下经过催化剂加氢处理掉。 另外，导致形成聚合物和结焦的不饱和碳氢物，石蜡和二烯烃变成饱和。芳香烃几乎完全保存下来。 所需要的新鲜氢气由制氢单元提供。 通过换热器的特殊结构来回收热量，用反应后的出料作为一个热源。 1.2工艺描述 焦化轻油(COLO )由罐区粗苯罐V-6101A/B/C/D，经粗苯泵送到主装置区。首先经原料过滤 器F-101A/B (过滤器的作用是除掉可能在焦化轻油中存在的固体颗粒和聚合体) 进入原料缓冲槽V-101，然后流到原料泵P-101A/B。经过这个泵，原料被升压到大约 3.35Mpa (g)操作压力，与从循环气压缩 机C-102A/B来的循环气体混合，通过预蒸发器的混合喷嘴J-101A进入预蒸发器E-101A中，在预蒸发 器E-101A-E中原料与主反应物流逆向预热和部分蒸发，然后通过多段蒸发器重沸器的混合喷嘴J-102送到多段蒸发器的底部。 多段蒸发器底部操作压力大约是 2.77/3.05 Mpa( g)(SOR,CaseB/EOR,CaseC)和操作温度大约是 209C( CaseA)到213 C( CaseC)。蒸发所需总热量是由被反应物料加热的多段蒸发器重沸器E-102A/B 来提供。最底塔盘下的液体在多段蒸发器混合喷嘴J-103与从隔阻器来的蒸气混合，喷回塔内。少量的 焦化轻油(大约是总原料量的10%)作为回流送入多段蒸发器的顶部。为了避免物料进一步处理的任何 困难，从底部将一定量的高沸点化合物作为残油排出。残油被释放到残油闪蒸槽V-103，在大约0.2 Mpa (g)低压下轻馏分被闪蒸出以蒸气形式送回到原料缓冲槽V-101。剩余的高沸点液体通过残油泵 P-105A/B送出界区。 从多段蒸发器T-101顶部出来蒸气状的物料经过蒸发加热器E-103逆向被反应物料进一步加热。 然后以最低198 C( SOR,CaseA)至^ 219C( EOR,CaseA)送到预反应器R-101的底部。逆流而上经过催化剂床层，在活性很高的NiMo催化剂上二烯烃和苯乙烯基本上被饱和。由于是放热反应，反应器出口温度上升到大约210-230C,这取决于催化剂使用周期和进口温度。预反应器物料的温度通过E-103由主反应器产品物料来控制。高沸点液体化合物从R-101底部抽出送到残油闪蒸槽V-103。预反应器出来的物料通过主反应器换热器E-104被主反应物料加热，然后在主反应加热炉H-101中进一步加热。主反应 器顶部的进口温度在280C( SOR,allCases)至U 343C( EOR,CaseB)之间变动。 考虑到新催化剂开工，由于催化剂高活性可以将主反应器进口温度降到大约260 C。 此外，假如开工和催化剂再生时也用H-101。 在R-102，物料从上而下经过CoMo催化剂床层，发生脱硫、脱氮和烯烃饱和。由于放热反应， 反应器的出口温度上升到308C (SOR,Case B)和370 C (EOR all Cases),氢气的分压最低为 1.81Mpa(a)。 在预反应器R-101中，二硫化碳、包括少量的硫组分和聚合体像烯烃和苯乙烯形成的化合物通过在硫化过的NiMo催化剂加氢处理去掉，催化剂的活性温度范围为185-230 C。主要反应如下：烯烃和其它不饱和碳氢物的转化 环戊二烯+氢气=环戊烯烃 C5H6+H2=C5H8 环己二烯+氢气=环己烯烃 C6H8+H2=C6H10 其它二烯烃+氢气=单烯烃 CnH2n-2+H2=C nH2n 苯乙烯+氢气=乙基苯 C8H8+H2=C8H10 茚+氢气=二氢化茚 C9H8+H2=C9H10 甲基-苯乙烯+氢气=甲基-乙基苯