80万吨蜡油加氢精制装置操作规程炼油装置操作规程操作手册蜡油加氢精制操作规程

8080 万吨万吨/ /年蜡油加氢精制年蜡油加氢精制 操作规程操作规程 目录- 1 - 目录 第一章第一章 工艺技术规程工艺技术规程.1 第一节 设计依据.1 第二节 装置概况、特点及工艺原理.1 第三节 工艺流程说明.9 第四节工艺指标.11 第五节 原材料指标.12 第六节 公用工程（水、电、汽、风等）指标.15 第七节 主要操作条件及质量指标.16 第八节 原材料消耗、公用工程消耗、能耗计算指标与节能措施.17 第九节 生产控制化验分析.18 第十节 装置内外关系.21 第二章第二章 岗位操作规程岗位操作规程.23 第一节 反应部分操作规程.23 第二节 分馏部分操作规程.50 第四节 产品质量控制规程.71 第三章第三章 开停工规程开停工规程.74 第一节 装置开工规程.74 第二节 装置停工规程.148 第四章第四章 设备操作规程设备操作规程.180 第五章第五章 事故处理规程事故处理规程.181 第一节 事故处理总则.181 第二节 事故处理状态.182 第三节 紧急停工方法.182 第四节 事故处理预案.193 第五节 停电事故处理.230 第六节 晃电事故处理.233 第七节 仪表风中断.236 第八节 循环冷却水中断.238 第九节 装置火灾事故处理方案.241 第十节 装置 0.8MPA氮气中断事故处理方案.252 第十一节 DCS 前台死机事故处理预案.252 第十二节 DCS 后台死机事故处理预案.255 第六章第六章 仪表控制系统仪表控制系统.260 第一节 控制系统概述.260 第二节 仪表系统概述.263 第三节 控制回路说明.268 第七章第七章 操作规定操作规定.278 第一节 长期操作规定.278 第二节 临时操作规定.281 第八章第八章 安全生产及环境保护安全生产及环境保护.282 第一节 安全知识.282 第二节 安全规定.301 第四节 本装置易燃易爆物质的安全性质、爆炸范围、闪点、自燃点.328 第五节 本装置主要有害物质的性质：.329 目录- 2 - 第六节 装置污染物主要排放部位和排放的主要污染物.329 第七节 环境保护知识.330 第九章第九章 附附录录.330 第一章 工艺技术规程 第一节 设计依据 1、 山东海化集团 80 万吨/年重油催化项目可行性研究报告 2、山东海化集团有限公司提供的有关基础技术资料； 3、 山东海化集团石化分公司 80 万吨/年重油催化项目设计协调会会议纪要 4、 山东海化集团石化分公司 80 万吨/年重油催化项目设计合同 第二节 装置概况、特点及工艺原理 中国海洋石油海化石化分公司 80 万吨/年蜡油加氢装置是以常减压装置的减二线蜡油和减三 线蜡油以及原料车间蜡油为原料，精制过程是在临氢及一定的温度、压力和催化剂的作用下， 脱除原料中的含硫、含氮、含氧化合物中的硫、氮、氧杂原子从而改善油品的质量脱除原料中的含硫、含氮、含氧化合物中的硫、氮、氧杂原子从而改善油品的质量。对于二次 加工产品来说，可使油品中的烯烃、二烯烃 和以及芳烃加氢。与其他油品精制相比较，加氢 精制具有产品收率高质量好的特点。蜡油是原料经二次加工以后得到的产品，它含有较多的硫、 氮、氧化合物和烯烃，这些杂质在油品贮存过程中，极不稳定，胶质很快增加，颜色急剧加深， 严重影响油品的贮存安定性和燃烧性能，因此，二次加工油品，必须经过加氢精制，除去含硫、 氮、氧化合物和不稳定物质（烯烃） ，获取安定性和质量都好的优质产品。 1 装置概况 1）装置规模：该装置加工减二线蜡油、减三线蜡油和焦化蜡油的混合原料 80 万吨/年。年 开工时间为 8400 小时。 2）装置组成：该装置主要由反应部分、分馏部分、循环氢脱硫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、循环氢脱硫系统、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脱丁烷塔系统、主分馏塔系统、柴油汽提塔和中段回 流系统、以及产品冷却系统等组成。 4）主要产品及副产品（按照初期工况）： 气体： 3734Kg/h 石脑油产品 1500Kg/h 柴油产品11300Kg/h 加氢蜡油产品79477Kg/h 5）设备概况 ： 设备台数（注：不包括热工专业设备） 序 号 名称台数备注 1塔4 序 号 名称台数备注 2冷换设备22 3空冷器10 4加热炉2 5主要容器21 6机泵29 7透平1 8反应器1 9压缩机3 10原料过滤器1 套 12其它小型设备5含风机、吊车 小计108 6）消耗指标： 序号项目单位数量备注 1循环冷水t/h607连续、最大755t/h 2脱氧水t/h20连续 4电（6000V）kw3166轴功率 5电（6000V）kw3166轴功率 6凝结水t/h-2.5外送 71.0MPa蒸汽t/h7.0连续 8仪表风m3n/min3连续 90.6mpa氮气m3n/h10连续 10燃料t/h0.9连续 7）总能耗：1194 MJ/t(原料)即 。 8）占地面积：总占地 1.28 公顷。 2 装置特点 1）反应部分采用炉前混氢流程，操作方便流程简单，传热效率高。 2）高压换热流程采用汽液两相流混合换热流程，具有传热系数高、换热不易结焦、节省换热面 积等优点。 3）该装置反应产物分离流程采用热高分流程，减少换热面积，有利于装置能耗的降低。 4）设置循环氢脱硫单元，可降低设备腐蚀、提高循环氢的氢纯度，减少废氢的排放。 5）采用原料自动反冲洗过滤器，防止原料中固体杂质携带入反应器床层，过早造成压降。 6）分馏部分采用双塔汽提流程，设置分馏进料加热炉与加氢炉“二合一”共用一个对流段。 7）采用循环氢凝聚分液器，在保证循环氢分液的同时，降低设备投资。 8 催化剂湿法硫化。 3 工艺原理 加氢精制过程是在临氢及一定的温度、压力和催化剂的作用下，脱除原料中的含硫、含氮、 含氧化合物中的硫、氮、氧杂原子从而改善油品的质量。对于二次加工产品来说，可使油品中 的烯烃、二烯烃 和以及芳烃加氢。与其他油品精制相比较，加氢精制具有产品收率高质量好 的特点。蜡油是原料经二次加工以后得到的产品，它含有较多的硫、氮、氧化合物和烯烃，这 些杂质在油品贮存过程中，极不稳定，胶质很快增加，颜色急剧加深，严重影响油品的贮存安 定性和燃烧性能，因此，二次加工油品，必须经过加氢精制，除去含硫、氮、氧化合物和不稳 定物质（烯烃） ，获取安定性和质量都好的优质产品。 3.1 加氢精制中的化学反应 石油馏分是由多种烃类和非烃类组成的复杂混合物。因此，在加氢精制过程中，会有多种 反应发生，但主要有以下几种反应发生。 3.1.1 加氢脱硫反应 原料油中的含硫化合物主要是：硫醇、硫醚、二硫化物和噻吩等，在加氢的条件下，它们 转化为相应的烃类和硫化氢，从而把硫除去： 1)硫醇 硫醇加氢反应时，发生 CS 键断裂： RSH+H2RH+ H2S 2)硫醚 硫醚加氢反应时，首先生成硫醇，再进一步脱硫： RSR+ H2RSH+RH RSH+ H2 RH+ H2S 3)二硫化物 二硫化物加氢反应时，首先发生 SS 键断裂，生成硫醇，再进一步发生 CS 键断裂，脱 去硫化氢。在氢气不足的条件下，硫醇也可以转化成硫醚： RSSR+ H2 2RSH 2RSH+H2 2RH+H2S 4)噻吩 噻吩加氢反应时，首先是杂环加氢饱和，然后是 CS 键开环断裂生成硫醇，最后生成丁烷。 3.1.2 加氢脱氮反应 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。石油馏 分中的含氮化合物主要是杂环化合物，非杂环化合物较少。杂环氮化物又可分为非碱性杂环化 合物(如吡咯)和碱性杂环化合物(如吡啶)。 1)非杂环化合物 非杂环氮化合物加氢反应时脱氮比较容易，如脂族胺类（RNH2） 。 RNH2+H2RHNH3 2)非碱性杂环氮化物（如吡咯） 吡咯加氢脱氮包括五元环加氢、四氢吡咯中的 CN 键断裂以及正丁胺的脱氮等步骤。 3)碱性杂环氮化物如（吡啶） 吡啶加氢脱氮也经历六元环加氢饱和、开环和脱氮等步骤。 3.1.3 含氧化合物的加氢反应 石油馏分中的含氧化合物主要是环烷酸和酚类。这些氧化物加氢反应时转化成水和烃。 1)环烷酸 环烷酸在加氢条件下进行脱羧基或羧基转化为甲基的反应。 2)苯酚 苯酚中的 C-O 键较稳定，要在较苛刻的条件下才能反应。 3.1.4 烯烃饱和反应 烯烃的加氢速度很快，二烯烃加氢速度比单烯烃快，原料油中的烯烃在加氢精制条件下得 到饱和，生成烷烃。烯烃都很容易加氢饱和，但烯烃加氢饱和反应是放热反应，在不饱和烃含 量高的油品加氢时，要注意反应器床层温度的控制。 1)单烯烃： CnH2n + H2 CnH2n+2 2)双烯烃： CnH2n-2 + 2H2 CnH2n+2 3.1.5 芳烃和稠环芳烃的加氢反应 芳烃加氢主要是稠环芳烃部分加氢饱和。稠环芳烃的第一个芳香环的加氢反应速度比苯高，但 第二第三个芳香环继续加氢时的反应速度依次急剧降低，芳香烃上带有烷基侧链会使芳香环的 加氢更困难。在一般加氢条件下，单环芳烃加氢十分困难。 3.1.6 轻度的加氢反应 当加氢精制条件适当时，加氢反应较轻微，而深度加氢精制时，则加氢反应很显著。 C10H22 + H2 C5H12 + C5H12 R + H2 + RH 在加氢精制时，加氢反应是不希望的，要限制这类反应。除选用适宜的加氢催化剂外，根 据实际尽可能降低反应温度。 3.1.7 脱金属反应 油品中的重金属有机化合物(如砷、铜、汞、铅等)在高温并有催化剂的作用下，与 H2S 反应 成金属硫化物沉积在催化剂的表面。 在实际反应中，以上几种反应都以不同的速度进行，从而使产品有不同的精制效果。它们 的相对速度次序大至为：烯烃饱和脱硫脱氧多环芳烃加氢脱氮单环芳烃加氢饱和加氢。 在加氢的反应过程中，除了上述几种反应外，还有脱卤素、聚合反应等。 3.2 影响加氢反应的因素 汽柴油加氢精制的作用主要是脱硫、脱氮，脱氧和烯烃饱和。在馏分油加氢精制过程中， 加氢脱氮的难度远远超过加氢脱硫和烯烃饱和，而且馏分越重脱氮的难度越大。加氢精制反应 速度的快慢一般有以下规律： 脱金属二烯烃饱和脱硫脱氧单烯烃饱和脱金属二烯烃饱和脱硫脱氧单烯烃饱和 多环芳烃加氢脱氮单环芳烃饱和多环芳烃加氢脱氮单环芳烃饱和 加氢加氢 柴油加氢精制过程中，所进行的反应与操作条件有很大关系。加氢精制反应对产品质量的 调节以反应温度反应温度为主要调节手段。空速、压力、氢纯度、氢油比等指标一般调节幅度不大，反 应系统的操作要掌握好原料性质，控制好加热炉的平衡操作，降低装置能耗，控制好反应温度 与反应压力，使装置平稳、安全长周期运行。 3.2.1 原料油性质 原料油含硫含氮氮量越高，反应热越大，温度容易升高，蜡油的不饱和烃含量较高，反应放 热更大，耗氢也高。如果原料油性质变化过大，就会出现床层温度波动的情况，本装置要求正 常生产时催化剂床层最高温度不能超过 420。 当原料油带水进入反应系统时，会使反应器入口温度下降，造成反应系统压力波动、催化 剂强度降低，这时应迅速通知上游装置或罐区加强切水，如果这种情况严重，则要及时汇报调 度，暂时停止反应进料，装置反应系统维持气体循环，分馏系统改油循环。 3.2.2 反应温度 反应温度是柴油加氢过程最重要的调节参数。提高反应温度，加快脱硫和脱金属等反应速 度，提高了加氢过程的杂质脱除率。另一方面，提高反应温度，虽然能提高加氢反应活性，但 也加快生焦积炭反应速度。过快的提温速度，将缩短催化剂的使用寿命，因此，在保证产品质 量的前提下应尽可能的降低反应温度，严格控制装置的提温速率。由于加氢反应是放热反应放热反应， 催化剂床层温度会逐步升高，当催化剂床层温度太高时，在两个床层之间引入冷氢，可降低床 层温度。 3.2.3 反应压力 反应压力的影响是通过氢分压来体现的。反应系统中的氢分压决定于操作压力、氢油比、 循环氢及新氢纯度及新氢量。 3.2.3.1 反应氢分压 反应氢分压是根据催化剂的性能、原料油的性质以及对产品质量要求和设备情况决定的。 在其它条件一定时，提高反应氢分压，可促使加氢反应的进行，烯烃和芳烃的加氢速度加快， 脱硫、脱氮率提高，故所得产品的溴价低，含硫、含氮化合物少，油品安定性好，同时还可在 一定范围内防止或减少催化剂结焦，有利于保持催化剂活性，提高催化剂的稳定性。 3.2.3.2 系统压力 系统压力波动会影响反应进料量、氢油比和反应深度，会影响反应温度，以致影响加氢过 程，系统压力主要受到重整装置供氢的影响及本装置新氢压缩机的运行工况的影响；反应压力 不作为调节手段。 3.2.4 反应空速 空速是指单位时间内，单位体积空速是指单位时间内，单位体积(或重量或重量)催化剂所通过原料油的体积催化剂所通过原料油的体积(或重量或重量)。在不影响原 料油转化深度的前提下，应尽量提高空速，达到优质多产的目的。本装置设计空速为 1.8h-1(体 积空速)。 一般说来，在反应温度、压力一定的条件下，空速增加，原料油加氢深度及加氢深度下降， 产品中含硫量、含氮量及产品溴价增加，产品质量变差。空速降低，加氢反应深度加深，空速 过低可能造成偏流。当改变操作条件时，若反应进料量加大，会因反应放热量增加而使床层温 度上升；反应进料量减少，会使床层温度下降。 。 在调节反应进料量时，应以先提量后提温，先降温后降量为原则。正常生产时，提降量的 速度应控制在不大于 20th。 反应进料量出现波动，多数是由于反应进料流控仪表故障，此时可改手动控制或视情况改 现场副线控制，并联系仪表工处理仪表。 3.2.5 氢油比 氢油比指的是工作氢气的体积(在标准状态下)和工作油料的体积(一般按进料温度的条件下 的体积或冷油体积)之比。当循环氢纯度不变时，氢油比大小主要由循环氢量大小决定，增大循 环氢量，即是提高氢油比。当循环氢量出现变化或波动时，一般是由于循环机负荷变化、循环 氢组成变化或仪表故障引起。当循环氢纯度提高而致使密度变轻时，仪表显示循环氢流量变低， 此时可通过换算才能知道实际循环氢流量。仪表本身及其附件或引线堵时，也会使仪表显示循 环氢流量不准确，此时要联系仪表工全面检查处理。提高循环氢纯度及使用高纯度的新氢、降 低反应进料量，也可以提高氢油比。本装置设计氢油比为 450：1，采用较大的氢油比有如下好 处： 好处好处 1)大量的循环气体可以及时在把反应热从系统带出，使反应器催化剂床层温度容易控制 平稳。 2)可以保持系统有足够的氢分压，使加氢反应易于进行。 3)过剩氢气可以起着保护催化剂表面的作用，在一定范围内，可以防止油料在催化剂表 面缩合结焦。 缺点缺点 能耗增加，系统压降增大。工作氢量进一步提高，使油品和催化剂的接触时间缩短， 从而导致反应深度下降。 3.2.6 氢气纯度 反应系统压力不变时，氢纯度越高，氢分压也越高，越有利于加氢反应的进行，所以应尽 量使用高纯度新氢及尽量提高循环氢的氢纯度，达到延长催化剂寿命的效果。新氢中含有的 CO 和 H2 会发生甲烷化反应并放出大量的热，所以，新氢中 CO 含量增加，会使床层温度升高。 CO 十 3H2CH4十 H20 十 214.76 千焦摩尔分子 反应的结果不仅消耗了氢气，并且放出大量热使反应器催化剂床层有更大温升，破坏反应 平衡，同时，生成的水蒸汽为极性化合物，优先吸附于催化剂的活性中心，妨碍催化剂的发生 催化作用。 由于其反应产物 CH4和 CO2在系统中的积累，可使循环氢的纯度降低。CH4在加氢反应中不 大起作用，但 CO2与加氢反应中生成的 NH3容易生成(NH4)2CO3，在低于 170 的管道、容器中， 容易形成结晶析出，堵塞了管道而增大压差，甚至迫使装置停工。 O2的存在是一个危险因素，O2和 H2反应并放热： O2十 2H2 2H2O 十 241.86 千焦克分子(摩尔) 新氢中混入大量 O2时，会使反应温度突然升高，压力骤增，严重时会发生爆炸事故。在置 换时，要求系统 O2含量0.5。对于固定床反应器来说，最严重的事故是超温，这种事故的发 展可能会造成催化剂烧结、反应器内构件损坏等严重后果。 3.2.7 结焦的影响 高温时，原料油不能单独进入反应器，虽然几分钟内没有氢气不会损坏催化剂，但是延长 无氢操作时间，将会使原料油在催化剂表面严重结焦。即在氢气环境中，如果因操作波动而使 反应温度过高，也会使原料油裂解而结焦。含烯烃、稠环芳烃等组分较多的原料油容易结焦， 催化剂是否结焦可以从反应器的压差值压差值是否增加来判断。 3.2.8 催化剂的活性 在新催化剂或刚再生好的催化剂使用初期，活性高，床层温度容易上升，所以提量和提温 的速度要求慢些。随着催化剂使用时间的延长，或积碳过多地积在催化剂上，催化剂活性降低， 要通过逐步提高反应温度的办法来维持产品质量，此时提温的幅度可以稍大些。 4 主要技术经济指标 序号 指 标 名 称单位数量备注 一主要原料和辅助原料 减直馏蜡油t/h47.619 焦化蜡油t/h47.619 制氢氢气t/h0.773 二主要产品和副产品 气体+损失t/h3.734收率3.91% 石脑油产品t/h1.5收率1.58% 柴油产品t/h11.3收率11.87% 序号 指 标 名 称单位数量备注 精制蜡油产品t/h79.47收率83.45% 第三节 工艺流程说明 1 反应部分 自罐区来的混合蜡油，由调节阀 LV3101 控制进入装置。进入 V-3101。V-3101 顶设有火炬 气封，压力由 PIC10101 控制，P3101/AB 自 V-3101 罐底抽出原料经过：原料油/中段回流换热 器 E-3203、原料油/蜡油换热器 E-3207 进入原料过滤器，滤除直径大于 25 的杂质进入滤后原 料缓冲罐 V-3102。 自 V-3102 底部出来的原料经过一台多级的反应进料泵 P3102A/B 升压后，进入 E-3101 换热 后。与来自循环氢压缩机 K3102 的循环氢气混合，进入原料油反应产物换热器 E3102,反应的进 料量由进料调节阀 FV3105 来控制， E3102 设有旁路，通过调节进料旁路调节阀 TV3101，控制 走换热器的反应生成油进入热高分 V-3104 的温度。 原料蜡油预热后，进入加氢反应器反应器 R3101。入口温度控制在 350360，是通过位 于加热炉出口温度 TI3102、TI3103 与加热炉瓦斯压力控制 PICA3103/PICA3104 串级实现调节的。 R3101 内，原料油与氢气混合，高氢分压条件下在催化剂表面产生一系列脱硫、脱氮、脱 氧、脱金属、烯烃芳烃饱和等反应。这些反应总体为强放热反应，因此反应的混合物自上而下 流经催化剂床层时温度要逐渐升高，为了限制温升和控制反应速率，在催化剂床层上部送入从 循环氢压缩机过来的急冷氢气来调节温度。反应器设有三个催化剂床层。 反应器分别通过二个冷氢流控自调阀 FIC3109/FIC3110 来调节各个床层入口的温度。正常 生产阀门最大开度保持在 50左右，以确保当床层温度漂移时有足够的急冷氢流量储备。 反应生成油和大量剩余的氢气反应器出口流出，经过反应流出物/原料油换热器 E310 进入 到热高压分离器 V-3104。热高压分离器的操作温度控制在 260，热的物流被分离成汽液两相， 其中较重的液态烃类经液位控制 LV3105AB 被送至热低压分离器 V-3108，进行进一步的汽液两 相分离，液相再经过一个液位控制 LICA3108 与流量控制 FIC3112 串级调节后直接进到分馏部 分的脱丁烷塔 T3201。而从热低压分离器 V-3108 顶部出来的气相经过 E3103 冷却至 50进入冷 高分罐进行油、水、气三相分离。在 E3103 的入口注入来自注水泵 P3103*的除氧水，用于溶解 热酸性气中因冷却而析出的 NH4HS 和 NH3CL，防止 E3103 被铵盐结晶阻塞。 进入热高分 V-3104 较轻的烃类从顶部流出，先经过循环氢/热高分气换热器 E106，再进入 高压空冷 A3101 冷却。为了防止热高分气中的 NH4HS 和 NH4CL 在 A3101 中被冷却后析出结晶 而阻塞空冷管束，在进入 A3101 之前要注入除氧水。与注水混合的油汽物流经 2 台 A3101 风机， 冷却至 50后进入冷高压分离器 V-3105，被分离成气、油、水三相。气相从冷高分 V-3105 的 顶部被引出，进入循环氢脱硫系统进行循环氢脱硫 自富液再生装置来的贫胺液进入贫胺液缓冲罐 V3111，贫胺液经贫胺液升压泵 P3104 升压 后进入循环氢脱硫塔 T3101,与自 T3101 下部进入的循环氢逆向接触、反应吸收循环氢中部分 H2S，脱硫后的循环氢自塔顶进入循环氢压缩机入口分液罐 V3106，自 V3106 顶出来的循环氢 经循环氢压缩机 K3102 升压后，与自 K3101 压缩后的新氢混合，返回到反应系统。循环氢脱硫 塔 T3101 底出来的富胺液进入富胺液闪蒸罐 V3112 进行闪蒸，闪蒸后的富胺液自压至催化的富 液再生装置进行再生。压缩机 K3102 的入口分液罐 V-3106，液相经界位控制进入富胺液闪蒸罐。 从 V-3107 分离出来的油由液位控制 LICA3115 与流量控制 FIC3116 串级调节，再与低分生 成油/柴油换热器 E3209 换热，换热后的冷低分油进入 T3201 第 13 层塔板。冷低分界位由经过 界位控制 LIC3116 来调节。 热低分的压力和冷低分一起，用设在冷低分 V-3107 顶的压力调节阀 PIC3116 来控制在 1.92.0MPa，通过调节含硫酸性气去脱硫装置，另有一路超压保护来控制去火炬系统。 冷高压分离器 V-3105 顶部设有 0.7MPa 和 1.4MPa 两个紧急泄压系统，0.7MPa 泄压阀 HV3101 和 1.4MPa 泄压阀 HV3102 在联锁系统的控制下可以在必要的时候迅速降低整个反应系 统的压力起到保护作用。 。 由于反应系统压力对氢分压有直接的影响，并因此影响加氢的程度，反应速度、化学 H2的 耗量和焦碳在所有催化剂段上的沉积。较高的氢分压将有助于提高催化剂的活性，并对催化剂 失活有明显的抑制效果。 所以在装置设计允许的情况下应尽量维持高的系统压力操作。而冷高 压分离器的压力应控制在 9.6MPa。 。 循环氢压缩机 K3102 为离心式压缩机，把在系统中大量的循环氢气压缩后送出。在循环氢 压缩机 K3102 出口首先有一路氢气在防喘振调节阀 FV3122 作用下直接返回到高压空冷器 A3101 的入口，用来防止循环氢压缩机发生喘振。其余的氢气先与来自新氢压缩机 K3101 送来 的新氢混合，再分别去反应系统作为与原料混合的循环混氢和控制各床层温度的急冷氢。 本装置的补充新氢来自二台往复式新氢压缩机 K3101A/B，压缩机出口的氢气直接补充到反 应系统的循环氢压缩机 K3102 出口，新氢机入口压力由压缩机的三级返一级调节阀 PV3120 调 节，保证压缩机入口压力不低于设定值。 2 分馏部分 脱丁烷塔共有 15 层塔盘，从热低分 V-3108 和冷低分 V-3107 经 E3209 换热后的两路反应生 成油分别进入到 T3201 的 11 和 13 层塔盘，在塔的底部 1 层塔盘下面，汽提蒸汽由 FV3202 控 制流量吹入塔内，通过汽提蒸汽可以降低塔内油汽分压把硫化氢和 C3 以下的组分从塔顶带出， 经过水冷器 E3201 冷却后进入回流罐 V-3201。V-3201 中的液态烃由 P3202 抽出，打回 T3201 顶部作为回流，由温度控制器 TIC3201 与流量控制 FIC3201 串级控制 T3201 的顶温在 115， 从 V-3201 分离出来的水由界控 LICA3203 控制排去汽提装置。 脱除了硫化氢等轻组分的塔底油由 P3201 送出，经换热器 E3205A/B/C 与 T3202 塔底产品 蜡油进行换热。在分馏进料加热炉 F3201 前分成二路，由 T3201 的液位控制 LICA3201 与二路 流量控制 FIC3203/3204 串级调节保证每路进料的平衡。F3201 出口温度被加热至 375 度送入分 馏塔 T3202。 分馏塔 T3202 共有 36 层塔盘、四个抽出。T3202 顶部抽出的气相经空冷 A3201 冷却后进入 分馏塔顶回流罐 V-3202，分离出来的水由 P3204 抽出在界控 LICA3207 控制下被送往汽提装置。 从 V-3202 出来的轻油由泵 P3205 抽出后分成两路，一路在 V-3202 液位调节阀 LICA3207 控制 下送至成品罐区；另一路返回到 T3202 的 36 层塔盘作为分馏塔的顶回流量调节顶温，由 TIC3203 与 FIC3207 串级控制。 中段回流从分馏塔的 22 层塔盘上抽出，进入中段回流泵，再由中段回流泵 P3203 送出经 E3203AB 与原料换热后通过流量控制 FIC3208 调节后被送回 T3202 的 23 层塔盘用来取出塔内 多余的热量. 柴油从分馏塔的 21 层塔盘上抽出，经 T3203 的液位控制 LICA3205 调节进入到柴油侧线汽 提塔 T3203。柴油在塔内经重沸器 E3204 加热的油汽汽提后，由产品泵 P3207 抽出经 E3209 冷 低分油取热后进 A3202 冷却至 50度送出装置。在 T3203 的顶部有气相平衡线与 T3202 相连， 使较轻的气相烃返回到分馏塔。 产品蜡油从分馏塔底部经泵 P3206 抽出，首先进入柴油汽提塔底重沸器 E3204，作为重沸 柴油热源，再进入 E3205、E3207、E3206、预热分馏塔的部分进料和原料蜡油后经 A3203、E3210 冷却至 70度送出装置。 第四节工艺指标 加氢装置主要工艺条件 运转阶段初期末期 反应器入口氢分压，Mpa8.0 进料量，t/h95.238 体积空速，h-1 保护剂床层 精制剂床层 10.0 1.0 催化剂装填量，m3112.3 第一床层 保护剂 精制剂 5.1/5.1 15.3 第二床层 精制剂35.7 第三床层 精制剂51.1 总计112.3 反应温度， 一床层入口出口温升355/380380/404 温升2524 二床层入口出口温升365/382390/405 温升1715 三床层入口出口温升375/385398/407 温升109 总温升5248 床层平均温度，376399 反应器入口氢油比，Nm3/m3450450 各床层间冷氢量， Nm3/h 一、二床层间96358967 二、三床层间65515605 反应部分 反应器入口氢分压 MPa8.0 氢油比 450 进料量 t/h95.238 热高压分离器温度 260 冷高压分离器温度 50 热低压分离器温度 260 冷低压分离器温度 50 循环氢脱硫塔温度 45 分馏部分 脱丁烷塔进料温度 264 脱丁烷塔塔顶温度 115 脱丁烷塔塔顶压力 MPa0.7 分馏塔进料温度 375 分馏塔塔顶温度 115 主要操作参数 分馏塔塔顶 MPa0.12 第五节 原材料指标 1 原料油 该装置处理的原料油为常减压装置蜡油和焦化蜡油。原料蜡油的比例和主要性质见下表。 原料油的组成及性质 加氢装置原料性质 减压蜡油焦化蜡油混合原料 加工量，万吨/年 404080 比重（15.6/15.6） ， g/cm3 0.94650.92260.9336 总硫，wt-% 2.052.332.2 总氮，wt-ppm 450075006000 碱氮，wt-ppm 4501500950 残炭，wt-% 0.550.350.5 镍，wt-ppm 1.420.040.29 钒，wt-ppm 2.30.120.81 闪点（开口） ， 223185185 折射指数 - 苯胺点， - 凝固点， 402836 运动粘度，mm2/s 50 1223465 运动粘度，mm2/s 100 2159.5 馏分， 0%303280290 5%361338349 10%370361365 30%422409416 50%473422453 70%503445479 90%550474512 95%575495535 100%/ (2) 产品性质 加氢装置气体产品的性质 循环氢脱丁烷塔顶气酸性气 组分 初期末期初期末期初期末期 氢气，v.% 90.184.828.120.771.962.9 甲烷 6.08.89.410.69.813.4 乙烷 2.13.810.314.65.39.0 丙烷 0.91.510.615.02.94.7 异丁烷 0.20.45.89.60.71.4 MDEA85ppm96ppm4ppm3ppm19ppm19ppm 异戊烷 / 正戊烷 / C5以上组分 0.50.511.010.01.31.3 NH3198ppm240ppm8.56.52.31.9 H2S826ppm1000ppm15.412.15.24.8 H2O0.10.10.90.90.60.6 平均分子量 4. 295.53427.530.89.612.1 流量，Kmol/h 3194323617.021.531.937.3 kg/h468.4663.6306.8450.7 加氢装置液体产品主要性质 粗石脑油柴油蜡油 项目方法 初期末期初期末期初期末 期 实沸点切割范 围， ASTM D2892360 比重（15.6 /15.6） ， g/cm3 ASTM D12980.7330.7350.8670.8700.889 0.8 93 总硫，ppm ASTM D12663030100100640655 硫醇硫，ppm 55/ 总氮，wt-ppm 1155720700 倾点， ASTM D97/3333 浊点 ASTM D2500/-5-53737 苯胺点， ASTM D611/46.546.095.595. 0 辛烷值， RON/MON 68/6669/67/ 折射指数, 20时 ASTM D12181.4131.4161.4891.4921.5031.5 07 康氏残炭， wt-% ASTM D189/0.50. 5 镍，wt-ppm 0.10.10.10.10.10. 1 钒，wt-ppm 0.10.10.10.10.20. 2 闪点， ASTM D93/727