壳牌蜡油加氢裂化工艺与运行特点本科毕业论文

壳牌蜡油加氢裂化工艺与运行特点摘要本论文通过实际参与工厂装置生产学习和实践后，介绍了国内首套引进SHELLGLOBALSOLUTIONS技术（以下简称壳牌技术）的400万T/A加氢裂化装置的工艺流程、工艺原理及反应、技术特点和运行工况以及装置开停工、自动化控制等。该装置采用炉后混油流程、分馏系统汽提塔和稳定塔采用双再沸器设计、反应注水部分循环利用等新技术，产品收率高，能耗少。在原料密度和馏程相比设计值略小，精制和裂化催化剂平均反应温度比设计值低约20，反应器入口压力比设计值低04MPA，空速和氢油比与设计值相当的情况下，产品重石脑油、航煤和柴油中都不含烯烃，其硫含量、氮含量均小于或接近设计值；产品液体总收率为9807，轻、重石脑油，航煤和柴油的总收率为8612，中馏分油收率为5630，气体收率仅为455，化学氢耗只有270。这说明催化剂有较强的脱硫、脱氮和芳烃饱和能力，对中间馏分油的选择性较高，二次裂解少。另外，产品馏程切割清晰，说明分馏部分的设计和操作合理。正常生产能耗仅为设计值的73，且低于2007年中石化加氢裂化装置能耗的最低值（288/T）。关键词加氢裂化蜡油加氢催化剂加氢反应分馏轻石脑油重石脑油SHELLOILHYDROCRACKINGPROCESSANDOPERATINGCHARACTERISTICSABSTRACTTHISPAPERPRESENTSTHE4000000T/AOFHYDROCRACKINGUNITPROCESSPRINCIPLEANDREACTION,TECHNICALCHARACTERISTICSANDOPERATINGCONDITIONSASWELLASDEVICESTARTUPANDSHUTDOWN,AUTOMATICCONTROLUSINGSHELLGLOBALSOLUTIONSTECHNOLOGYHEREINAFTERREFERREDTOASTHESHELLTECHNOLOGYWHICHISFIRSTINTRODUCEDTHROUGHTHEPROCESSOFTHEACTUALPARTICIPATIONOFLEARNINGANDPRACTICEOFPRODUCTIONPLANTTHEDEVICEADOPTSTHEFURNACEAFTERMIXEDOILFLOW,FRACTIONATIONSYSTEMSTRIPPERANDSTABILIZATIONTOWERWITHDOUBLEREBOILERDESIGN,REACTIONINJECTIONPARTSRECYCLINGANDSOMEOTHERNEWTECHNOLOGIES,WHICHCANACHIEVEDHIGHPRODUCTYIELD,LESSENERGYCONSUMPTIONCOMPAREDWITHTHEDESIGNVALUESITISSMALLERTHANINTHERAWMATERIALDENSITYANDDISTILLATION,REFININGANDCRACKINGCATALYSTAVERAGEREACTIONTEMPERATUREABOUT20LOWERTHANTHEDESIGNVALUE,WHATISMORE,THEREACTORENTRANCEPRESSUREIS04MPALOWERTHANTHEDESIGNVALUE,SPACEVELOCITYANDRATIOOFHYDROGENTOOILANDTHEDESIGNVALUEBELOWTHECONDITIONOFTHESAMEPRODUCT,HEAVYNAPHTHA,AVIATIONKEROSENEANDDIESELOILDOESNOTCONTAINOLEFIN,SULFURCONTENT,NITROGENCONTENTISLESSTHANORNEARTOTHEDESIGNVALUETHETOTALYIELDOFLIQUIDPRODUCTIS9807,ANDTHETOTALYIELDOFLIGHT,HEAVYNAPHTHA,AVIATIONKEROSENEANDDIESELIS8612,THEDISTILLATEYIELDIS5630,WHILETHEYIELDOFGASISONLY455,CHEMICALHYDROGENCONSUMPTIONISONLY270THISSHOWSTHATTHECATALYSTHASHIGHDESULFURIZATION,DENITROGENATIONANDAROMATICSSATURATIONCAPACITY,HIGHSELECTIVITYTOMIDDLEDISTILLATES,ANDLESSSECONDARYCRACKINGINADDITION,THEPRODUCTRANGECUTTINGISCLEARWHICHCANPROVETHATTHEDESIGNANDOPERATIONOFFRACTIONATIONISNORMAL,THENORMALPRODUCTIONANDENERGYCONSUMPTIONISONLY73OFTHEDESIGNVALUE,ANDLOWERTHANTHELOWESTENERGYCONSUMPTIONIN2007SINOPECPLUSHYDROGENCRACKINGUNIT288/TKEYWORDSHYDROCRACKINGWAXOILHYDROGENATIONGCATALYSTHYDROGENATIONREACTIONDISTILLATIONLIGHTNAPHTHAHEAVYNAPHTHAI目录1公司及装置简介111公司概况112装置概况12加氢装置工艺流程及特点321装置工艺原理3211加氢精制和加氢裂化3212反应器内主要包括加氢精制反应和加氢裂化反应322装置工艺流程4221反应部分4222分馏部分5223吸收稳定部分523技术特点53加氢装置运行工况731原料性质7II32主要工艺参数9321反应部分主要工艺参数9322分馏工艺参数1033半成品、成品主要质量指标1034物料平衡1335能耗134装置开停工及自动化控制1441装置开工14411装置检查15412投用公用工程系统15413催化剂装填15414反应低压系统及分馏系统气密16415反应系统高压气密，催化剂干燥16416分馏系统冷、热油运17417急冷氢试验与紧急泄压试验17418反应系统引低氮油，催化剂预硫化17III419反应分馏系统调整操作，各产品合格引出装置1842装置停工18421反应系统停工18422低压系统停工19423吸收稳定系统水洗，氮气吹扫19424低压系统蒸汽吹扫20425低压系统蒸塔、蒸罐,C201碱洗20426公用工程停用，装置交付检修2143装置自动化控制21431工艺控制回路21432连锁仪表225结束语22参考文献23附录23附1装置详细流程图24附2装置中所有控制回路表格29IV附3装置内的各个联锁的名称及其作用33致谢3511公司及装置简介11公司概况中国海洋石油（以下简称中海油）炼化有限责任公司惠州炼化分公司（以下简称惠州炼化）是中海油总公司独资建设的第一座大型炼厂，位于广东省惠州市大亚湾开发区。项目总投资195亿元，设计原油加工能力为1200万T/A，主要加工中海油在渤海开采的蓬莱193原油，是世界上首座集中加工海洋高酸重质原油的炼厂，同时也是目前国内已建成的单系列最大的炼厂。惠州炼化一期项目包括常减压蒸馏、加氢裂化、延迟焦化、连续重整、PX等16套先进的主要生产装置，配套原油和成品油码头、储罐及公用工程系统、辅助生产设施等，生产汽油、航煤、柴油、苯、对二甲苯、液化气、丙烯、乙烯裂解料、硫磺、石油焦等15大类1150多万吨石化产品。惠州炼油项目于2009年4月一次投产成功，为中国海油打造具有国际竞争力的一流能源公司奠定了坚实的基础。12装置概况（1）惠州炼化一期项目蜡油高压加氢裂化装置（以下简称加氢装置）采用国内首套引进的壳牌工艺技术及CRITERIONCATALYSTSTECHNOLOGIES公司开发的配套催化剂，处理能力为400万T/A，年开工时间为8400小时，设计水力学弹性为设计原料进料量的60110，总能耗154012MJ/T原料即3679KG标油/T原料占地面积总占地255公顷（即25500平方米），是目前国内单套处理能力最大的高压加氢裂化装置。该装置于2009年4月建设投产，2009年9月8日至9日进行了装置标定，结果表明工艺及产品指标满足设计要求。（2）该装置主要由反应部分、分馏部分、吸收稳定部分、PSA部分和公用工程以及辅助系统等部分组成。其中反应部分可以分为原料预处理系统、原料升压系统、原料及氢气换热和加热系统、反应器系统、反应产物分离系统、循环氢压缩机系统和补充氢压缩机系统、注水系统。分馏部分也可以分为硫化氢汽提塔系统、主分馏塔系统、柴油汽提塔和中段回流系统、航煤汽提塔和中段回流系统以及产品冷却系统等。吸收稳定部分主要由吸收脱吸塔系统、脱丁烷塔系统、石脑油分馏塔系统和重石脑油脱硫等系统组成。（3）设计范围该装置与200万T/A汽柴油加氢精制装置、360万T/A煤柴油加氢裂化装置和15万T/A制氢装置组成联合装置。该装置的设计范围是蜡油加氢裂化装置边界线内全部设计内容，包括反应部分、分馏部分、2吸收稳定部分、PSA部分和公用工程以及辅助系统等部分。PSA单元由天一科技负责详细设计。（4）设备概况见表12表11设备概况序号名称台数1塔72冷换设备413空冷器864加热炉35主要容器386机泵527透平38反应器29压缩机1110原料过滤器1套11PSA装置1套12其它小型设备48小计293（5）装置内外关系减二线蜡油、减三线蜡油和焦化蜡油都从罐区来，其中减二线蜡油的控制为原料油缓冲罐液位和流量串级控制，焦化蜡油和减三线蜡油为流量控制。补充氢来自制氢氢气管网，装置内不设置补充氢压力高排放至重整氢系统的措施，该措施由制氢装置设置。加氢尾油设置三路出装置，其中一路经过空冷器冷却后至215罐区，一路经过空冷器冷却后至218罐区，一路不经空冷器直接去催化裂化装置。重石脑油分三路出装置，一路经过水冷器后去罐区，一路不经过水冷器直接去连续重整装置，另外一路跨重整生成油线至南厂区。装置对外关系（包括开停工和正常操作）在正常操作时装置原料油是来自218中间原料油罐区，氢气自1氢气管3网来。装置液体产品用泵送出装置，气体产品去脱硫装置。装置加热炉所需燃料气来自管网。装置生产及照明用电由2区变电站供给。装置内循环冷水、循环热水、新鲜水、消防水均为带压进出。装置内排出的含硫酸性水送至酸性水汽提装置处理，含油污水送至南厂区污水处理厂处理。装置用N2由系统以08MPAG和40MPAG两个等级供给，设二根供N2线。该装置有95MPAG蒸汽、35MPAG蒸汽、10MPAG蒸汽和05MPAG蒸汽四个等级的蒸汽管线，均来自运行五部动力站。非净化风由全厂系统供给，供服务点、开停工及检修用。净化风由系统管网供给。除盐水由系统供给。装置紧急放空及安全阀等排放的含有烃类、氢气等介质的气体均排至火炬管线与全厂系统管线相连。2加氢装置工艺流程及特点21装置工艺原理211加氢精制和加氢裂化（1）加氢精制是指在催化剂和氢气存在下，石油馏分中的含硫、含氮、含氧化合物发生加氢脱硫、脱氮、脱氧反应，含金属的有机化合物发生氢解反应，同时，烯烃发生加氢饱和反应。在有些情况下，也会发生芳烃的加氢饱和反应。（2）工业加氢裂化反应的主要生产目的是将重质馏分油、渣油转化成轻质油。加氢裂化采用的是具有加氢和裂化两种作用的双功能催化剂。其加氢功能由金属活性组分提供，而其裂化功能则由具有酸性的分子筛或其他酸性载体所提供。所以烃类的加氢裂化反应及产物分布与催化裂化的很相似，只是由于加氢活性中心的存在，加氢裂化反应的产物基本上是饱和的，而且大部分含硫、含氮化合物等杂质都被除去，因此其产品的质量好。（3）加氢精制与加氢裂化的主要不同点在于它是在较缓和的反应条件4下进行，原料的平均分子量及分子的碳骨架结构的变化很小。加氢裂化反应与催化裂化反应的另一个重要差别是，在催化裂化条件下，多环芳烃首先吸附于催化剂的表面上，随即脱氢缩合成焦碳，使催化剂迅速失去活性；而加氢裂化过程中多环芳烃可以加氢饱和转化为单环芳烃，很少或基本上不会生成焦碳，催化剂的寿命可延长至数年。212反应器内主要包括加氢精制反应和加氢裂化反应。（1）脱硫、脱氮、脱氧的氢解反应。（2）烷烃加氢裂化生成分子量更小的烷烃，其通式为CNH2N2H2CMH2M2CNMH2NM2正构烷烃裂化特点是随着正构烷烃的沸点的提高，裂化反应速度明显提高，这是因为较重组份在催化剂上的吸附强于轻组份，就使得重组份加氢裂化速度比轻组份表现的快；重组份与轻组份中的CC键键能不同，越轻所需要活化能越大。（3）烷烃的加氢裂化反应烃类分解成分子量较小的烷烃和烯烃，生成烯烃又加氢饱和。烯烃还可以环化。（4）烯烃和芳烃的加氢饱和反应。（5）烷烃和烯烃异构化反应从而使加氢产物中异构烃与正构烃的比值较高。两环以上的环烷烃，发生开环裂解、异构，最终生成单环环烷烃及较小分子的烷烃。（6）环烷烃开环反应脱烷基、六圆环异构和开环反应。（7）多环芳烃加氢裂化逐环加氢、开环（包括异构）和脱烷基等一系列平行、顺序反应，多环芳烃很快加氢生成多环环芳烃（苯环本身加氢较慢），环烷环发生开环，继而发生异构化、断侧链（脱烷基）反应，生成苯类和小分子烷烃混合物。（8）加氢裂化副反应发生分解产物的缩合反应，以及稠环芳烃的进一步缩合反应，这些反应将导致焦炭在催化剂上的沉积。不过在较高的氢分压下，这类反应将受到一定程度的抑制。22装置工艺流程加氢装置设计加工常减压装置的减二线蜡油和减三线蜡油以及焦化装置蜡油的混合原料（混合比例为4908309220），采用单段1次通过流程，在高温高压和氢气以及催化剂的作用下先脱除原料中的硫、氮、金属等杂5质，然后进行加氢、裂化、芳烃饱和和开环等反应，生产出轻重石脑油、航煤、柴油和加氢尾油等高附加值产品。原则流程见图1（附1装置详细流程图）221反应部分来自常减压装置的减压蜡油和焦化装置的焦化蜡油进入原料油中间罐，经过泵升压、过滤除去杂质后进入滤后原料油罐。原料油经反应进料泵升压分成两路分别进入两个系列的反应系统，每路原料油换热后，与加热的氢气混合，进入反应器，在催化剂的作用下进行加氢精制和加氢裂化等反应。为控制反应温度，每个床层之间设有冷氢点。两个系列反应产物自反应器流出后分别换热,然后混合进入热高压分离器，进行气、液分离。液体降压后去热低压分离器。热高分气体换热冷却后进入冷高压分离器进行汽、液、水分离。为了防止铵盐结晶，在热高分气空冷器前注水。冷高压分离器顶部出来的气体作为循环氢去循环氢压缩机循环回反应系统。热低压分离器中的液体直接进入分馏系统。热低压分离器的气体经过换热和冷却后进入冷低压分离器。冷高压分离器的水、油降压后分别混合后进入冷低压分离器。冷低压分离器顶部气体去脱硫装置。补充氢经过补充氢压缩机升压后与循环氢混合先与热高分气换热，然后分成两路，分别进入两个系列的反应系统。222分馏部分分馏部分设置硫化氢汽提塔、分馏塔、侧线汽提塔和分馏进料加热炉。热低分油直接进入硫化氢汽提塔，冷低分油经过换热后进入硫化氢汽提塔。硫化氢汽提塔顶气体去吸收稳定部分。硫化氢汽提塔塔底油经泵送入分馏进料加热炉加热后至分馏塔。分馏塔切割出混合石脑油、航煤、柴油和循环油。分馏塔设置三个中段回流，两个侧线汽提塔。223吸收稳定部分吸收稳定部分由吸收脱吸塔、稳定塔和石脑油分馏塔组成。来自分馏部分的硫化氢汽提塔顶气体和分馏塔的混合石脑油进入吸收脱吸塔。塔顶气体去脱硫装置。吸收脱吸塔底油进入稳定塔脱除液化气组分后进入石脑油分馏塔。稳定塔顶为含硫液化气产品。石脑油分馏塔塔顶为轻石脑油产品，塔底为重石脑油产品。623技术特点与其他加氢裂化装置相比，壳牌工艺具有以下技术特点（1）在高压泵出口总管和分支的管路上采用了不同型号的单向阀；在高压控制阀门的隔离上采用了双阀。（2）在加热炉设计上采用了大火盆的自动点火形式，配有火焰检测仪、看火孔等。加热炉点火应首先确认各瓦斯火嘴、常明灯双阀关闭，引瓦斯至炉前排凝、放空置换N2，分析炉膛内爆炸气合格（氧含量05），关闭炉膛吹扫蒸汽，采样分析炉膛内爆炸气（烃氢）含量05为合格；点燃各火咀常明灯燃料气压控阀改手动后稍开,点燃主火咀，在点第一盏长明灯时，若长明灯手阀打开10秒钟还点不着，则认为点火失败，必须重新吹扫炉膛，直到炉膛分析合格后方可重新点火。调整二次风门及挡板，使火咀火焰短齐明亮并呈兰色。加热炉在实际生产过程中要注意两个问题一是保持一定的炉膛负压。因为加热炉的负压对操作影响很大，负压过大，烟气中过剩空气量增加，所以带走的热量增加，降低炉子的热效率，同时还会造成炉管的氧化加剧；负7压过小，导致燃烧不完全，也降低了炉子的热效率。一般炉膛负压应保持在510MMH2O，烟道挡板开度增大还不能增加抽力，则应该减少燃料量和降低加热炉的负荷。二是防止加热炉回火。由于燃料气带油等各种原因导致加热炉膛内的气体产生正压，使火焰从炉膛内喷出或炉膛爆炸、炉体内耐火衬里脱落等。一般防止回火要求严禁瓦斯带液，加强分液罐的脱水工作，保持烟道挡板合理开度，保证炉膛负压在正常范围（510MMH2O），炉子点火或点火失败时，用蒸汽吹扫1015分钟，炉膛气体分析合格，另外发现火咀堵塞或不畅通，及时清理。（3）反应部分采用两个反应器系列并联方案，每个反应器系统由原料和氢气与反应产物换热，氢气加热炉和反应器组成，两个反应器的反应产物在热高压分离器前混合。每个系列设置一台反应器，每台反应器设置六个床层，精制催化剂和裂化催化剂设置在同一反应器中。反应器内构件采用HD分配器，气液分配均匀；采用超平急冷分配器，反应体积利用率高且急冷效果好；内构件的连接形式将常规的螺栓式改为了楔子式，降低了安装和拆卸的施工难度，节约了检修时间；反应器内部入口过滤器的独特设计，可有效降低反应器的压降。（4）采用了低分子筛/无定形催化剂Z3723以及抗氮性能好的精制剂Z503。本装置采用的催化剂来自CRITERIONCATALYST和ZEOLYST公司，所用的催化剂按照装填方案六个床层分别装有保护剂OPTITRAP，精制剂DN3551，精制剂DN3551和Z503，裂化剂Z3723，裂化剂Z3723，裂化剂Z3723和后精制剂DN3551。按照CRITERION公司网站的介绍，DN3551为采用CRITERION的ASCENT技术制备，应用广泛的NIMO催化剂，用于缓和后精制与加氢处理，包括生产食品级石蜡。ZEOLYSTZ3723为非贵金属加氢裂化催化剂，具备高活性、中间馏份油灵活性加氢裂化催化剂，其加氢与脱硫活性大大提升。ZEOLYSTZ503为非贵金属加氢裂化/缓和加氢裂化催化剂，对中间馏份油有非常高选择性的加氢裂化/缓和加氢裂化催化剂。广泛应用于加氢裂化装置预精制段，与精制催化剂组合装填在一起。另外，加氢裂化装置原料中氮含量高，硫相对较低，因此没有设置循环氢脱硫塔，（5）反应部分采用炉后混油方案，这种流程特别适合处理量大，氢油比高的加氢裂化装置。反应产物分离流程采用热高分流程，可充分利用反应产物带出的热量，减少换热器面积，降低反应加热炉负荷，并且设置液力透平，利用冷高分D105排出的部分液体驱动液力透平来带动原料进料泵运转，8起到减少原料进料泵电机功率、回收冷高压分离器排出液体差压能量的作用。加氢裂化反应加热炉混氢分为炉前混氢和炉后混氢，两种混氢方式有各自的特点。在单纯液相流的炉内，流速的选择主要考虑减少压降和避免结焦两个方面。流速高，可以达到有条不紊，降低油膜温差，避免局部过热；同时可起到冲刷作用，使焦层脱落快，对避免结焦有利。但压降与流速平方成正比，过高的流速不仅增加了泵的电耗，还可能使加热炉上游的设备和配件压力等级升高，使一次投资增加。反之，降低流速，特别是流速低到出现层流状态时容易产生偏流，结焦甚至导致炉管烧穿。炉前混氢的加热炉，在气液两相流的炉管内，为避免结焦，流速（混合流速）要达到环雾流。或加大氢油比来保证高流速。炉前混氢的最大难题是大处理量的装置炉管内介质存在气液两相流分配，负荷越大，问题越突出。炉前混氢的优点是换热流程及换热器设计简单，传热系数高，换热面积小，在事故情况下，加热炉不易断流。炉后混油的关键是要有足够的氢气循环量（氢油比）携带热量，而不会使氢气加热炉出口温度过高。一般加氢裂化氢油比均大于800，因此循环氢量能够满足要求。炉后混油的优点有不会结焦，可以大大地提高加热炉管的璧温，使得加热炉体积缩小，节省钢材；氢气较均匀，对于多路进料的加热炉，只要各路阻力相等，无须调节阀即可自动分配均匀，节省投资；加热炉易设计，有些换热器可视情况降低材质，节省投资。（6）分馏部分采用双塔汽提流程，设置分馏进料加热炉；主分馏塔侧线塔盘采用全抽出形式，产品合格率高；吸收稳定部分为吸收脱吸采用单塔流程，以混合石脑油作为吸收剂。分馏汽提塔和稳定塔均采用双再沸器设计，有效利用物流的热量，降低装置能耗。（7）循环利用含硫污水，减少污水排放量，降低装置物耗，保护环境。3加氢装置运行工况31原料性质（1）原料油该装置处理的原料油为常减压装置的减二线蜡油、减三线蜡油和焦化蜡油。原料蜡油的比例和主要性质的设计值和正常生产值见下表。表31原料油组成及性质的设计值和生产值9项目设计值生产值减二线蜡油减三线蜡油焦化蜡油减二线蜡油减三线蜡油焦化蜡油混合原油WT490830922049203070201010000密度（20）G/CM309200094000915009114091850923709169硫,M/M0300040007500320033704190340氮,M/M020003400700011022705560221凝点,1212355252620酸值,MGKOH/G477423005450451007残炭,M/M001050020001009005001碱性氮，G/G68918024366941906720胶质，M/M001993490560380沥青质，M/M20020010001000400030001000金属分析,G/G铁100100100040030010200镍0040430100000铜001001100100100钒004002001000010馏程，53750461036703332399632003368103780463037203426416634723506504090486041503776457639203968904430533048804108500842424496由表1可见，生产值原料油掺炼比例与其设计值基本吻合；焦化蜡油的密度高于设计值，其他原油的密度和馏程均小于设计值，说明实际原料组分较轻；硫和碱氮含量与设计值相近，氮和残炭含量小于设计值，胶质和沥青含量远高于设计值。（2）新鲜氢气新鲜氢气组成及性质的设计值和生产值见下表32表32新鲜氢气组成及性质的设计值和生产值项目设计值生产值H2999991CL0103（COCO2）/PPM200由表32可见，生产值新鲜氢气中的氯含量是设计值的三倍。（3）辅助材料表33辅助材料表项目单位消耗量备注硫化剂DMDST112一次装入量11阻垢剂T400年用量分馏部分缓蚀剂T55年用量反应部分缓蚀剂T107年用量瓷球T56一次装入量NA3PO4T15年用量抗氧剂T23年用量32主要工艺参数321反应部分主要工艺参数反应部分反应器的主要工艺参数详见表34表34反应器的主要工艺参数项目设计值生产值A列B列反应器入口压力/MPAG1525149149反应器出口压力/MPAG149145145反应器入口温度/390359360反应器出口温度/415394394精制催化剂平均反应温度/410386386裂化催化剂平均反应温度/40738738712精制催化剂体积空速/H1129129129裂化催化剂体积空速/H1150154152后精制催化剂体积空速/H1103010321032反应器入口气油比760800872863由表34可见，两列反应器的操作参数基本相同。反应器入口压力比设计值低04MPA，精制、裂化催化剂平均反应温度分别比相应设计值低24,20。这说明催化剂活性较高，而较低的反应温度则有利于延长催化剂的使用寿命。322分馏工艺参数分馏部分的主要工艺参数详见表35。除热低分油进料温度低于设计值外，其他操作参数与设计值接近。表35分馏部分主要操作参数项目设计值生产值硫化氢汽提塔塔顶压力/MPA093084冷低分油进塔温度/18731829热低分油进塔温度/28102660塔顶温度/16401500主分馏塔塔顶压力/MPA01513015进料温度/348351航煤抽出温度/220215柴油抽出温度/281286吸收脱吸塔塔顶压力/MPA085083塔顶温度/4949石脑油稳定塔塔顶压力/MPA109097塔顶温度/7062石脑油分馏塔塔顶压力/MPA017015塔顶温度/737633半成品、成品主要质量指标蜡油加氢裂化装置是惠州炼油项目炼化一体化的核心装置，担负着为下游乙烯装置提供加氢尾油，为重整芳烃联合装置提供重石脑油。同时蜡油加氢裂化也生产高附加值的航煤和柴油产品。蜡油加氢裂化装置的轻石脑油是优质的汽油调和组分，在未来也可以作为乙烯装置的原料。主要产品性质见表36表36正常生产产品质量控制指标名称项目单位指标液化气C1C2V/V15C5C5V/V2814名称项目单位指标轻石脑油初馏点（ASTMD86）25终馏点（ASTMD86）90铜片腐蚀1级醋酸铅腐蚀合格重石脑油初馏点（ASTMD86）80终馏点（ASTMD86）178含硫（ASTMD2622）G/G05含氮（ASTMD2622）G/G05航煤密度20（ASTMD1298）KG/M378008250终馏点（ASTMD86）290烟点MM21闪点3949冰点48萘系烃含量（如烟点大于25，则不控制）M/M28铜片腐蚀1级醋酸铅腐蚀合格产品质量指标抗氧剂浓度MG/L172415名称项目单位指标柴油密度20（ASTMD1298）KG/M38210840095点（ASTMD86）375闪点57硫含量PPM20醋酸铅腐蚀合格铜片腐蚀1级尾油密度20（ASTMD1298）KG/M38500IBP（ASTMD86）260干点（ASTMD86）550残炭M/M002产品质量指标BMCI12含油污水PH值69含油污水含油MG/L15016名称项目单位指标含硫污水含油MG/L200排污合格率不小于98加热炉烟气SO2含量MG/M3850加热炉烟气NOX含量MG/M3400加热炉烟气烟尘含量MG/M3200烟气黑度林格曼级1环境保护指标烟气排放合格率10034物料平衡设计值与正常生产值的物料平衡见表37（所列数值为组分质量分数）表37设计值与正常生产值的物料平衡项目设计值生产值进料减二线蜡油49084916减三线蜡油30923071焦化蜡油20002013新鲜氢气309307合计1030910307化学耗氢29027017产出低分气094071干气044027液化气544357轻石脑油365688重石脑油20812296航煤26132891柴油29182739加氢尾油16501193重污油045轻污油002合计1030910309由表6可见，正常生产值原料组成及新鲜氢气量与设计值接近，化学耗氢略低；低分气、干气和液化气等气体收率均低于设计值。这是由于正常生产期间催化剂的平均温度低于设计值，裂解深度较浅，从而导致气体收率较低。轻石脑油收率高出设计值323个百分点，中间馏分油（航煤和柴油）收率达到5630，加氢尾油收率低于设计值，这说明催化剂对中间馏分的选择性较好。35能耗设计值与生产值能耗见表38（表中数据以标准油计）表38能耗设计值与生产值项目设计值生产值水净化水144901809976循环水0505404479除氧水0465907018凝结水0033000064蒸汽/MPA0453790745115100238601519735025219192164950261593200898氮气（08MPA）0189000054电151324145798燃料气181844113713仪表风0074800713合计357006260503由表7可见，能耗生产值仅约为设计值的73。本装置采取了以下节能措施（1）采用液力透平回收能量。（2）优化分馏流程，余热发生蒸汽，多回收热能。（3）采用热高分流程，节约热能，减少冷却负荷，为回收热量创造了19有利条件。（4）需冷却的物料及产品尽量选用空气冷却器，以节省用水。（5）选择节能电气设备，如节能变压器，节能电机，节能光源等。（6）加热炉设置烟气余热回收系统，总热效率达90以上。（7）采用新型保温材料，减少散热损失。4装置开停工及自动化控制41装置开工蜡油加氢裂化装置从装置停工恢复到正常生产的开工过程可以大致分为如下的步骤装置检查，投用公用工程系统，催化剂装填，反应低压系统及分馏系统气密，反应系统高压气密，催化剂干燥，分馏系统冷、热油运，急冷氢试验与紧急泄压试验，反应系统引低氮油，催化剂预硫化，反应分馏系统调整操作，各产品合格引出装置。以下分别描述了各个步骤的主要目的，操作及注意事项。411装置检查装置检查的目的是确认装置内各动设备，静设备，安全设备，辅助设备等在检修完成后是否具备开工的条件。检查的主要项目有（1）塔的侧线安装正常，各附加设施（阀门，仪表好用）。（2）加热炉的炉管，耐热衬里，燃料管线以及鼓风机，引风机，阻火器，烟道挡板等正常。（3）确认机泵的出入口阀门灵活、机泵安装质量符合要求，润滑系统、冷却系统、密封系统，接地线、地脚螺丝、对轮安全罩完好。（4）容器内无杂物，人孔封好；有关设备附件好用，安全阀定压及安装正确无误。（5）水电气风等公用工程具备开工条件。（6）各类安全设备工作正常，报警仪，安全联锁，DCS，SIS系统正常；各盲板处于正确的位置，火炬系统可用。（7）开工所需的其他器材具备（助剂，气密检测工具等）；各种仪表校对完成。412投用公用工程系统需要投用的公用工程系统包括净化风系统（仪表风），非净化风系统，20低压氮气系统（08MPA），高压氮气系统（40MPA），循环水系统，除盐水系统，除氧水系统，生产水系统，蒸汽凝结水系统，045MPA蒸汽系统,10MPA蒸汽系统,35MPA蒸汽系统,98MPA蒸汽系统,低压火炬系统，高压火炬系统，压缩机污油系统，轻污油系统，重污油系统。投用水电气风等系统时，从界区顺着流程将其引至各分支点；投用火炬及污油系统时，从各缓冲罐按流程进行吹扫贯通后打开界区阀门。413催化剂装填催化剂装填是由专业的公司（江苏东鹏）负责进行，催化剂装填之前，需打开反应器头盖并拆除内构件，并且将反应器与其他系统用盲板隔离，在人员进入反应器之前需对反应器进行空气置换待分析合格方可进入。装填时，专业人员先进入反应器检测其内部是否完好，并按照装填方案在反应器内部做好标记。之后按照装填方案将瓷球，精制剂，裂化剂，保护剂等各种催化剂装好后，将反应器恢复至联通状态。414反应低压系统及分馏系统气密低压系统及分馏系统的气密使用08MPA氮气、40MPA氮气、10MPA蒸汽进行检查。进行气密检测前先将各系统进行隔离，然后引入气密介质，用肥皂水检查法兰、阀门盘根、大盖等易泄漏处是否存在着外漏，然后根据系统的压力变化情况判断是否存在内漏。使用蒸汽检查气密时，需要注意防止水击现象和蒸汽伤人的发生。此外，气密检查不得超过各设备的气密等级，防止憋压。检查完成后，打开各设备的放空和排凝，将设备恢复正常，部分系统需进行氮气置换。各气密系统及气密等级如下原料缓冲罐D102系统060MPA冷/热低压分离器D106、D104系统29MPA硫化氢汽提塔C201系统095MPA主分馏塔C202、航煤侧线汽提塔C203、柴油侧线汽提塔C204系统02MPA吸收解析塔C301系统085MPA稳定塔C302系统10MPA石脑油分馏塔C303系统017MPA分馏各产品线07MPA415反应系统高压气密，催化剂干燥21高压系统是指新氢机、循环机、反应器、反应加热炉、热高分、冷高分、高压空冷以及部分高压换热设备，高压系统在生产状态时介质为高压氢气，对其需单独进行气密试验。在高压气密试验前须将高压系统完全隔离开，防止发生串压事故。高压气密可大致分为如下步骤（1）用08MPA氮气对整个系统进行置换,并进行08MPA氮气气密检查。（2）用40MPA氮气冲压至20MPA，进行20MPA氮气气密检查。（3）继续冲压至40MPA，进行40MPA氮气气密检查。（4）开启循环机，点加热炉，对反应系统和催化剂进行干燥。（5）反应系统温度升至150后，开启新氢机，升压至60MPA，进行60MPA氮气气密检查。（6）继续升压至80MPA，进行80MPA氮气气密检查。（7）系统泄压，进行氢气置换。（8）依次进行40MPA、60MPA、80MPA、100MPA、120MPA、140MPA、145MPA氢气气密。（9）确保循环氢纯度大于80，调整系统压力140MPA。416分馏系统冷、热油运分馏系统冷热油运使用来自界区的开工柴油，吸收稳定系统则使用开工粗石脑油。冷热油运的目的是检查系统内的各设备无泄漏，机泵等运转正常。分馏冷热油运可以大致分为如下步骤（1）改通流程，用氮气给各罐充压。（2）引开工柴油，对各设备进行清洗，从分馏塔低送至不合格线。（3）建立分馏长循环。（4）打通分馏塔各侧线汽油，煤油，柴油，过气化油的返塔循环及回流循环。（5）将尾油引入加热炉，加热炉点火。（6）分馏系统以10/H的速度升温至150，恒温12小时，再继续升温至250。（7）对系统进行热紧检查。吸收稳定系统只进行冷油运，步骤与以上相似，冷油运使用粗石脑油建22立三塔循环，使吸收稳定系统处于可以接收生成油的状态。417急冷氢试验与紧急泄压试验主要试验各冷氢调节阀是否灵敏好用，以及7公斤和14公斤泄压系统是否工作正常。急冷氢试验手动指定冷氢阀的开度分别为25、50、75、100，并观察床层温度变化情况。紧急泄压试验则分别打开低速泄压阀和高速泄压阀，观察阀门动作是否正常，以及反应器压力下降速度是否符合要求。418反应系统引低氮油，催化剂预硫化在进行预硫化前，整个反应系统处于氢气运转状态，压力控制为55MPA。预硫化采用湿法进行，由开工柴油携带硫化剂DMDS参与反应，使得反应器内氧化态的催化剂转变为硫化态。预硫化大致可以分为如下步骤（1）引开工柴油，开进料泵，对反应器进行预湿。（2）开启硫化剂泵，将硫化剂注入至柴油中。（3）开始硫化，并按照程序逐渐升温至180。（4）按照硫化温度曲线将系统温度升至220并恒温，直到循环氢中硫化氢含量大于01。（5）将开工柴油用减二线蜡油进行置换。（6）反应系统逐渐升温至300，压力逐渐升至13MPA，期间开启注水泵。（7）停止DMDS注入，加盲板隔离。（8）调整进料量为238T/H,温度350，压力139MPA，分馏系统接收生成油，产品走不合格线。419反应分馏系统调整操作，各产品合格引出装置作为开工的最后步骤，调整各项参数使得装置变为正常生产状态，并使得各产品合格并从污油线改产品线。大致可以分为如下步骤（1）升量升温，反应进料量升至476T/H,并加入减三线和焦蜡进料；床层温度逐渐升至400。（2）调整循环机及新氢机的负荷。（3）在进料中加阻垢剂，在注水中加入缓蚀剂，开液力透平。（4）分馏炉出口温度升至350，调整分馏塔的顶温和塔压，调整各塔低气提蒸汽用量。23（5）建立航煤和柴油，过气化油的循环，调整航煤和柴油合格后改走产品线。（6）投用各蒸汽发生器，蒸汽合格后并入管网。（7）吸收解析塔接收分馏来石脑油，停三塔循环。（8）调整脱丁烷塔，石脑油分馏塔参数，产品合格后走产品线。至此开工完成，装置进入正常生产状态。42装置停工装置停工前应做好准备工作，通知指挥中心和其他部门做好配合，准备停工用的柴油以及碱洗用的碳酸钠，以及停工后应加的各处盲板。装置停工大致可以分以下的步骤反应系统停工，低压系统停工，吸收稳定系统建立水洗循环，向污油线水顶油，低压系统蒸汽吹扫，低压系统蒸塔、蒸罐，公用工程停用，装置交付检修。421反应系统停工反应系统停工是整个停工过程中最重要的步骤，也是比较容易出现事故的步骤，因此在停工中需要控制好温度和压力，防止出现超温，泄漏，设备损坏。反应烯烃停工可以分为如下步骤（1）降温降量从原料中切除焦化蜡油，停液力透平，逐渐降低反应器平均床层温度至370，降低进料量至60（286TH），液体产品改不合格线，干气去火炬。根据情况停止新氢机的运转。将反应器温度降至280（2）切换进料引停工柴油冲洗装置，停减二和减三线蜡油的进料。对反应系统中换热器，调节阀的副线，原料油过滤器和进料泵进行冲洗。四小时后停止柴油进料。（3）反应系统热氢带油柴油冲洗完成后停进料泵。当高分和低分中液位降低后，关闭相关阀门，分馏和吸收稳定系统改自身循环。打开进料泵的氢气吹扫阀门，用氢气对进料管线冲洗30MIN，降低系统压力至12MPA。（4）催化剂高温气提将反应器温度提升至360380，循环机全速运转，高温气提6小时，确保催化剂中的油被完全气提。（5）临氢系统脱氢、N2置换反应器温度降低至280，然后通过排废氢阀降低系统压力至4MPA，引4MPA氮气进行置换，在275恒温12小时，降温至250恒温24小时，降温至225恒温12小时，对整个系统进行脱氢。24（6）反应系统降温降压开启A101全部风机，对反应器降温至60，停反应加热炉，停循环机，停空冷，将反应系统压力降至03MPA。（7）原料系统退油将进料罐中的存油排放至污油罐，D102排空后关闭其顶部的压力调节阀。422低压系统停工低压系统停工主要是停止分馏系统和吸收稳定系统的各个设备运转，并进行退油。主要可以分为两部分，分馏系统降温，分馏系统退油和吸收稳定系统退油。分馏系统降温时，首先在反应系统降温降量时停止缓蚀剂泵，降低气提蒸汽量和塔底再沸器的负荷，将产品改走污油线。然后逐渐降低分馏炉的出口温度，并停止塔底吹汽，C201改为吹氢气。当分馏炉出口温度降低至150摄氏度时停炉，分馏系统和吸收稳定系统改短循环。等待各回流罐液位减空后停相应的机泵，停用各路流程中的换热器和蒸汽发生器。分馏系统退油时，将C202的尾油从短循环改为污油线，停止C201的气提氢；当C201塔底减空时，停P201，将C201的压力降至005MPA后停D201顶压力控制；当C202塔底减空时，停P204，将C202压力降至005MPA后停D202压力控制。吸收稳定系统退油时，将重石脑油从三塔循环改为污油线，轻石脑油改至污油线流程，液态烃改至污油线流程，干气改为放火炬。C301减空后停P301，C302顶温小于40后停A301，D302减空后停P302，C303顶温度降至40时停A302风机，D303减空后停泵P304，C303减空后停P303，打开C301和C302塔底至污油线阀排净存油后关闭污油阀，打开D330至污油罐的阀门，将C303和D330内存油排至轻污油罐后关闭阀门，将D302和D303顶压力泄至005MPA后关闭压控调节阀。423吸收稳定系统水洗，氮气吹扫吸收稳定系统为处理轻油的系统，一般采用水洗结合氮气吹扫而非蒸汽吹扫来除去系统中的存油。整个过程大致可以分为两个部分建立水的液位和各塔冲压水顶油。建立水的液位详细步骤如下关闭D201、D202底部出口切断阀，打开切断阀后的水阀，对C301进料管线水洗；当C301的液位至70后，打开C301底至C302跨线阀，对C302进料管线水洗；C302液位至70后，关闭水阀停止进水；打开D303底切断阀和水阀，待D303建立水位之后开启P30425对C303水洗，并水洗轻石脑油管线后关闭水阀，D303减空后停P304，打开D303氮气阀门并对轻石管线进行吹扫。各塔冲压和水顶油的详细步骤如下用08MPA氮气对C301，C302冲压至08MPA，用08MPA氮气对C303冲压至02MPA；启动P301，P303，打通三塔循环流程，循环1小时后将重石改至污油线，减空C301后停P301，减空C302，C303后停P303；水顶油完成后将各塔安全阀副线打开，泄压后再关闭，最后打开各塔的放空阀和低点排凝阀，排尽存水。424低压系统蒸汽吹扫对于除去吸收稳定部分的其他低压管线，停工时采用蒸汽吹扫来去除管道中的存油；吸收稳定系统由于其中存在着轻烃，采用氮气进行吹扫。用蒸汽扫线时，防止容器、设备憋压。用蒸汽吹扫换热器时，应管壳程同时吹扫，严单边受热及憋压；泵改走跨线，严禁蒸汽反向经过泵体；注意隔离好流程，防止管网内介质串逸；应打开管线的低点放空、采样阀、容器玻璃板的放空及丝堵进行贯通；应打开顶放空、低点放空。蒸汽吹扫主要包括如下的各路管线四路进料线（界区至罐区），原料线至D102，P102最小流量线，长循环线，SR101、反冲洗污油罐系统，D104、D106系统，C201短循环线，C201塔底出口线，C202进料线，C203系统吹扫，一中回流线，P206出口至航煤返塔线，C204系统，二中回流线，P207出口至柴油返塔线，过汽化油循环线，航煤产品线，柴油产品线，尾油产品线，尾油产品出装置线至污油线，燃料气总线，F101A/B燃料气系统,F201燃料气系统,轻污油系统,重污油系统,压缩机污油系统,酸性水线。氮气吹扫包括如下的各路管线D201顶干气至C301进料线，D201底至C301进料线，D202底至C301线，C302顶压力至C301线，C301跨线、C302跨线、C301顶干气至界区线，C302进料线，C302顶回流线，C303进料线，C303顶回流线，酸性气线,液态烃产品线，轻石脑油产品线，重石脑油产品至污油线,低压火炬系统,高压火炬系统。425低压系统蒸塔、蒸罐，C201碱洗吹扫过后，管道内的存油部分被送入到塔罐内，在交付检修前需对此部分油气进行处理，蒸塔和蒸罐即是用蒸汽将塔罐内的油气通过放空阀排放至大气中。C201为硫化氢气提塔，塔内部可能存留较多的硫化亚铁，为了防止其自燃，需要对C201进行碱洗。在蒸塔、蒸罐时，打开各塔/罐底部和顶部的放空阀，打开蒸汽阀开始26蒸塔，一般蒸塔/罐的时间为24小时。蒸塔/罐完成后打开排凝阀放尽存水。需要进行蒸塔/罐的有D102，C201，C202、C203、C204，D220，D221，C301，C302，C303，C304，D302，D303C201碱洗的步骤如下打开D201低水阀，D201建立80液位后停止进水；D201中加入碳酸钠配成5的碱液；启动P201，P202建立碱洗循环，碱洗48小时后将碱液用胶皮管放入槽车进行处理并停P201，P202426公用工程停用，装置交付检修关闭公用工程系统各管线界区双阀，打开装置内各线低点排凝阀，将公用工程系统各管线介质排空，关闭装置内各线低点排凝阀。对装置内各处按照检修的要求加装盲板，处理好装置内的污油，污水，确保装置内无存油。此时停工完成，装置交付检修。43装置自动化控制106的自动化系统