160加氢裂化操作规程解析

1、160 万吨/年加氢裂化装置操作规程1第一章工艺技术规程1.1装置概况1.1.1装置简介一、辽阳石化分公司炼油厂加氢裂化装置是继镇海加氢裂化装置之后第二套国产化装置，由洛阳石化工程公司承担主要设计，天津四建承建。于1991年10月正式开工建设，1995年6月建成，1995年9月开车一次成功；原设计为100*104t/a， 串联式中间馏分油循环流程。1998年9月装置进行120万吨/年一次通 过流程的扩能改造，1999年6月实现160万吨/年一次通过流程改造的第一步，2001年6月完成160万吨/年串联式一次通过流程改造。原料油主要是常减压直馏蜡油，可以掺炼部分焦化蜡油抽余油。二、 装置占地：加

2、氢裂化和制氢在一个界区内，界区的面积为228*140=31920m2，其中加氢裂化 占地面积为228*80=18240m2，制氢装置占地228*60=13680m2，加氢裂化和制氢装置共用一个中心控 制室、变配电间、生产办工楼和生活设施，中心控制室在制氢南侧，办工楼在联合装置的界区外。三、 装置组成：装置由两大部分组成：（一）反应部分包括原料系统、 反应系统、 新氢系统及注氨、 注硫系统、 反应部分包括： 加热炉 系统 （F1101、F1102） ，加氢精制和加氢裂化反应器，高分和低分。（二）分馏系统：由脱丁烷塔；轻石脑油分馏塔；第一分馏塔、重石脑油气提塔；第二分馏塔四 个单元。反应系统作用：

3、原料油通过加氢裂化反应转化为轻质烃；轻、重石脑油、航煤、柴油等产品。分馏系统作用：将反应部分来的反应生成油分馏切割成干气、液化石油气，轻、重石脑油、航 煤、柴油、未转化油等产品。四、主要材料和辅助材料的来源（一）加氢裂化所需直馏蜡油VGO144.5*104t/a，由常减压装置提供；焦化蜡油抽余油CGO15.5*104t/a，由蜡油抽提装置提供。（二）氢气由制氢装置及氢气提纯装置提供。（三）燃料1、燃料气（干气+液化石油气），3.95*104t/a；2、燃料油3.55*104t/a，均由燃料站提供。（四）装置开工用油：新催化剂开工用油：低氮油2000吨；正常开工柴油500吨，全馏分石脑 油50吨

4、。五、 工艺技术方案1、 原设计：为提供重石脑油和一定量的加氢未转化油作为蒸汽裂解原料采用高压（15Mpa氢160 万吨/年加氢裂化装置操作规程2分压），精制反应器和裂化反应器串联，中间馏分油循环的工艺流程。2、 改造以后：为了提供重石脑油作重整进料及部分尾油作为蒸汽裂解进料（或加氢回炼），同时也能提供柴油、航煤等高附加值产品，改造成高压（15Mpa氢分压），精制反应器和裂化反应器串联的一次通过工艺流程，处理量由125t/h提到200t/h。六、自动控制水平加氢裂化装置和制氢装置共用一套集散控制系统（DCS,用于装置的过程控制和管理数据的采集、记录、保存、实施高级优化控制。由于加氢裂化装置操作

5、复杂、危险因素多，相应设计了较为复杂的控制系统，为了保证安全操 作，确保人身及设备的安全，装置设置了九个单元的自动保护系统。分别为：2.1Mpa/min、0.7Mpa/min紧急停工联锁系统。新氢压缩机（C 1102A/B）和循环氢压缩机（C 1101）机组停车联锁系统；进料泵（P1101A）和能量透平停机联锁系统，第一、第二循环氢加热炉熄炉联锁系统；进料泵（P1114A/B）泵联锁停车系统；脱丁烷塔底重沸炉（F1103）,第一分馏塔底重沸炉（F1104）,第二分馏塔底重沸炉（F1105） 熄火联锁系统。1.1.2工艺原理1、加氢精制的反应原理加氢精制的主要反应有以下几种：一、 烯烃饱和：是不

6、饱的单烯、双烯通过加氢后，变成饱和的烷烃。如：1、R-C=C-R+HTR-C-C-R.+Q2、R-C=C-C=C-R+HaTR-C=C-C-C-R+H2TR-C-C-C-C-R二、 脱硫反应在反应条件下，原料中含硫化合物进行氢解，转化成相应的烃和硫化氢，从而硫原子被脱除。如：硫醇：R-S-H + H2TR-H2+ SH2硫醚：R-S-R + H2TR-S-H + R-H + H2TR-H + R-H + SH2二硫化物：R-S-S-R + H2TR-S-H + R-S-H + 2H2TR-H + R-H +2SH2160 万吨/年加氢裂化装置操作规程3硫化物加氢转化为烃和硫化氢需经过生成硫醇的

7、中间阶段，即首先在 醇，再进一步加氢生成烃和硫化氢，中间生成的硫醇也转化成硫醚。而噻吩环状含硫物，在加氢脱硫时首先选定环中双键，发生饱和，然后再发生断环脱硫，脱硫反应速度因分子结构按以下顺序递减：RSHRSSRRSF噻吩三、加氢脱氮反应石油馏分中的含氮化合物可分为三类：1、 脂肪胺及芳香胺类；2、 吡啶、喹啉类型的碱性杂环化合物；3、 吡咯、茚入咔唑型的非碱性氮化物，氮化物加氢发生氢解反应生成NH和烃如：胺类：R-NH + H2TRH + NH3(1)吡啶Q j宀 5S-S键上断裂，生成硫(2)喹啉160 万吨/年加氢裂化装置操作规程4由此可见：所有的含氮化合物氢解时都要向胺转化，再进一步氢解

8、生成烃和氨。反应速度：脂 肪胺芳香胺吡啶类型碱性杂环化合物吡咯类型的非碱性氮化物。由于氮化物的分子结构都比较复杂，且都很稳定，故而氢解反应需要的条件比较苛刻，要求氢分压在15Mpa,温度在400C，能脱除96%左右的氮，故此加氢裂化设计压力为16Mpa而且精制的空速不能过高。四、脱氧反应原油中含氧化合物有环烷酸、脂肪酸酯和醚、酚等，含氧化合物发生氢解反应后生成烃和水。这些含氧化合物在加氢精制的条件下很快发生分解。从反应速度上来看，硫化物咔呼II天氢咔睦亠0-加-氧化物氮化物HHCdf1?NH*160 万吨/年加氢裂化装置操作规程5五、加氢脱金属反应原料中含有少量的金属杂质 3 口：砷、铝、磷、

9、铜、铁、镍、矶等，他们有的来自原油，有的 来源于贮存或上游装置的加工过程的腐蚀。这些金属化合物在加氢精制过程中，发生氢解反应，生 成金属都沉积在催化剂表面上造成催化剂失活，并导致催化剂床层压差上升，当床层压差上升到一 定值时就须更换催化剂，进行撇头，故而在正常生产时要注意原料中的金属杂质量和床层压差的变 化。2、加氢裂化反应原理加氢裂化反应的结果，很大程度上取决于催化剂的加氢活性和酸性活性中心的配比。加氢裂化 催化剂可分为高加氢活性和低酸性活性，和低加氢活性和高酸性活性两种，前者以加氢为主，故而 产品中的轻组分少，液收大，饱和烃含量大，而后者是以裂化为主，产品中轻组分多，干气产量大, 转化率高

10、，不饱和烃含量高。1、烷烃的加氢裂化反应H2CnH2n+2Cm*H2m+2+ Cn-mHb(n-m)+2烷烃加氢裂化随分子量的增加而加快，而且C-C键断裂一般都是在分子的中间部位。因为中间部位的C-C键能最小，故而易发生断链。2、环烷烃的加氢裂化一般带侧链的环烷烃加氢反应时大都发生断侧链反应，而单环环烷烃或短侧链单环环烷烃一般 比较稳定，它们分解是通过异构化生成五元环衍生物的断环产物。双环烷烃在加氢裂化时首先发生一个环的异构化，生成五元环衍生物而后断裂，当反应继续进3、芳烃加氢反应苯在加氢条件下的反应过程：首先生成六元环烷烃，后发生异构化，五元环开环和侧链断开:160 万吨/年加氢裂化装置操作

11、规程6一CH C-H-jCfljCH-CHJCHJ+ HjJ,CH j C Ha一C H CH I HiC HjICH?稠环芳烃加氢，首先是：一个芳环加氢，接着生成的环烷环发生异构化，后断裂，然后进行第二个环的加氢，如此继续下去。如：1.1.3工艺流程说明工艺流程见附图一、反应部分原料油由厂罐区用泵送入装置，在进装置以前，应先进行初级过滤，原料油质量对加氢裂化的操作影响很大，要求原料油在贮存过程中用惰性气体保护以免与空气接触，常减压装置的原料必须经过严格脱盐、脱水，减压塔操作应保持适当的拔出率，使减压馏分油金属含量、干点、残炭值及正庚烷不溶物等符合原料规格要求，直馏蜡油（VGO和焦化蜡油（CG

12、O以一定的比例在流量和V1102罐液位串级控制下，经过原料油过滤器FI1101,除去原料油中的固体颗粒后进入原料油脱水罐V 1101，以脱出游离水。从V 1101出来的原料油分为两路，一路在流量和原料油缓冲罐V1102液面160 万吨/年加氢裂化装置操作规程7串级控制下经E 1108与中段回流油换热，另一路在流量和原料油缓冲罐V1111液面串级控制下经E1121与柴油换热，经E 1122A/B与尾油换热后汇合进入自动反冲洗过滤器，然后分别进入原料油缓 冲罐V1102和V1111，然后经加氢进料泵P 1101A/B升压在流量控制下先后经E1104A/BE1101与反应流出物换热；经原料油泵P11

13、14A/B升压后进入E 1102与反应流出物换热。经换热后的两路原料油混合，再与第一循环氢加热炉F1101、第二循环氢加热炉F 1102出口的循环氢混合，然后进入装有脱铁催化剂和精制催化剂的精制反应器R1101A、B,进行加氢精制反应，将原料中的硫、氮、氧等化合物转化为硫化氢、氨和水，并除去金属杂质，起到保护裂化催化剂的目的。R1101 A的入口温度由调节F 1101的燃料气量来控制，R 1101B催化剂床层入口温度由调节急冷氢量来控制，R 1101B出口设有采样器，定期取样分析精制油的氮含量，在操作中通过调节R1101A/B的床层平均反应温度来调节精制油的氮含量小于40ppm（重）。从R 1

14、101B出来的加氢精制反应流出物用冷氢控制进入装有抗氮裂化催化剂的裂化反应器R1102A/B,精制油在高氢分压下通过四个催化剂床层进行加氢裂化反应（断链、开环、多环芳烃饱和等），放出大量热，反应温度必须严格控制，各床层入口温度分别用调整床层间急冷氢量来控制，在操作中通过调节床层间急冷氢量来控制各床层等温升。R 1102A、B的平均反应温度根据反应新鲜进料达80%（V）转化率这一要求来调节的，并尽可能的维持较低的反应温度，以延长催化剂的寿命，获得最大的收率，并有助于控制反应。从R 1102B出来的反应流出物，先后经过E1101、E 1102、E 1103、E 1104A、B、E 1105、E11

15、06A、B的管程分别与热原料油、冷原料油、热循环氢、原料油、循环氢、低分油换热，以尽量回 收热量。原料油、循环氢和低分油一侧都设有调节换热器出口温度的旁路控制。 在换热后的反应流 出物中注水 （E1105前、E1106前、A1101前），目的是防止铵盐的析出。注水后的反应流出物经反 应流出物空冷器A 1101冷却到43C进入高压分离器。V1103进行气、油、水的分离，V 1103操作 压力控制在16.0 M pa（163Kg/cm2）。高压分离器V 1103压力指示反应系统的压力，在正常操作时通 过调节新氢压缩机C 1102各段返回量，即调节新氢量来控制，催化剂再生时V 1103的压力通过排气

16、量来控制。V1103顶部的气体（即循环氢），经循环氢压缩机C 1101升压后分三路：一路与来自C 1102的 新氢混合并通160 万吨/年加氢裂化装置操作规程8过E 1105、E 1103壳程与反应流出物换热，后又分两路各自在流量控制下作为F1101、F 1102的进料，经F 1101、F 1102加热后的循环氢与换热后的原料混合作为精制反应器R1101A的进料。循环氢的另一路，不经换热加热而直接作为R1101A、B和R 1102A、B的急冷氢，用于控制反应床层温度。第三路，到空冷前，作为C1101的防喘振线。自V 1103中下部抽出的反应生成油，在V 1103液位控制下通过原料油泵P1101

17、A的液力透平回收能量后进入低压分离器V1104，在开工停工液力透平未启动时则高分油直接经液控阀进到V1104,V 1104闪蒸出来的干气（低分气）去脱硫及硫回收装置进行脱硫。而低分油在V1104液控下利用压力经E 1106A/B（壳程）换热后去分馏部分，作为脱丁烷塔T 1101的进料。自V 1103底排出的含硫污水，在V1103油水界面控制降压后送脱硫及硫回收，V 1104脱水包排出的含硫污水在油水界位的控制下与V1103污水汇合一并送到脱硫及硫回收。新氢由新氢压缩机C 1102A/B/C/D升压后与循环氢混合，经换热后作为反应器R1101A的进料。二、分馏部分分馏部分由一个脱丁烷塔和两个分馏

18、塔组成，其作用是将反应流出物（低分油）分馏切割成液 化石油气、轻石脑油、重石脑油，航煤、柴油和加氢未转化油等产品。来自反应部分的低分油进T1101第24层塔盘，其进料温度由E1106A/B付线来控制，T1101共有40层浮阀塔盘。操作压力为1.55Mpa（15.8kg/cm2）,塔顶气经空冷器A 1102，水冷器E 1109部分冷却，冷凝后进入脱丁烷塔顶回流罐V1108,在罐中分离出塔顶干气，在压力控制下与低分干气一起送到脱硫及硫回收装置，V 1108的液相经脱丁烷塔顶回流泵P1104A、B升压后，一部分作为T 1101的塔顶回流，另一部分在V 1108的液位和流量控制下作为液化石油气送到脱硫

19、及硫回收装置 进行脱硫。脱丁烷塔进料中夹带的溶解水在V1108中切除，并在界面控制下与高分（V 1103）含硫污水一起送到脱硫及硫回收装置进行处理，脱丁烷塔的热量由塔底重沸炉F1103提供。脱丁烷塔底油经重沸炉进料泵P 1103A/B升压后分四路，在流量控制下进入脱丁烷塔底重沸炉F1103加热后160 万吨/年加氢裂化装置操作规程9返回到脱丁烷塔底底部，F 1103的出口温度由调节F 1103的燃料油来控制，T 1101塔底油作为T 1103的进料。脱丁烷塔底油在流量和T1101液位串级调节下进入T 1103第36层塔盘，T 1103设置44层浮阀塔盘，一个侧线和一个中段回流，由塔底重沸炉F1

20、104向塔提供热量。塔顶气相经塔顶空冷器A1103、E1124冷却至59 C后进入第一分馏塔顶回流罐V1110,V 1110的压力通过调整氮气的进入量和排出量来控制，从而使T1103塔压力恒定在0.15Mpa（1.5kg/cm2）,由V 1110排出的燃料气可引到F 1104火嘴，在炉中烧掉。V 1110的液相经轻石脑油泵P 1107A/B升压后一部分在流量和塔顶 温度串级控制下作为T1103的回流，另一部分则经轻石脑油冷却器E1103冷却至40C作为轻石脑产品，送出装置（或作为T1102的进料）。重石脑油自T 1103侧线第25层塔盘抽出进入T 1104，经T 1104底重石脑油泵P 110

21、9A/B升压 后经重石脑油空冷器A1104和重石脑油冷却器E 1115冷却到40 C在流量控制下做为重石脑油产品送出装置。为减小塔径，回收热量，T 1103设置中段回流，中段回流自T 1103塔第29层塔盘抽出， 经中段回流泵P1111A/B升压后送到E 1108与新鲜原料换热，中段回流在流量控制下返回到T1103塔27层塔盘，E 1108入口设有三通调节阀以控制中段回流的返塔温度。第一分馏塔塔底油经第一分馏塔底重沸炉进料泵P1110A/B升压后分两部分，一部分分四路，在各自流量控制下作为F1104的进料，另一部分在流量和T 1103塔底液位串级调节下作为第二分馏塔T 1105的进料。T110

22、2塔处理的物料轻石脑油来自第一分馏塔顶回流罐V1110，经进料泵P1105加压后经E1124A/B/C与塔底出料进行换热，由第30层塔板进料。轻石脑油经T1102分馏后，产出三种产品：塔顶液化气经过E1125冷凝冷却温度降到40C,经回流罐后由回流泵P1106将其一部分送到塔顶做 回流，另一部分液化气作为产品经过FIC3353阀出装置；由第29层塔板抽出C5馏分经水冷器E1110冷却到40C后由FIC3354送出装置； 塔底产出汽油经E1124A/B/C、 水冷E1112两级冷却后降到40 C后由FIC3355送出装置。塔顶压力由PIC3305通过分程控制来实现，用调整氮气的进入量和排出量来控

23、制；塔底再沸器E1111利用低压蒸汽或0#柴油作热源，把返塔温度控制在130-140 C。部分第一分馏塔塔底油经泵P1110A/B升压后进到T 1105第四层填料与第五层填料之间，T160 万吨/年加氢裂化装置操作规程101105共设五层填料，塔顶部设有供换热用的填料段，塔顶操作压力为0.04Mpa（绝压），压力由第二分馏塔顶抽空器EJ1101A、B来保持，EJ 1101A、B用低压蒸汽做动力不断抽出塔内的不凝气，EJ 1101A、B出口蒸汽不凝气，经过水冷器E1116部分冷凝冷却后进入大气水封罐V1112，在V1112中油、水、气体得到分离。其中少量的第二分馏塔顶油，在V1112油液位的控制

24、下的污油泵P1115（自动启动/停止），间断排至污油系统，V 1112的冷凝水，在水液位的控制下自流入含油污水系 统。罐中不凝气排至第二分馏塔底重沸炉F1105火嘴烧掉，以免污染大气。航 煤 ： （-35#柴 油 ） 由T 1105顶 部 填 料 段 下 部 集 油 箱 抽 出 ， 经 第 二 分 馏 塔 侧 线 抽 出 泵P1112A/B升压后去航煤空冷器A 1106冷却后分为两部分，一部分在流量和抽出温度的控制下作为回流返回 到顶部填料段上方，另一部分经冷却作为航煤产品出装置。柴油馏分自T 1105的第三层填料下部集油箱抽出，经柴油泵P1128A/B升压后，经三通阀TVA3227去E111

25、1做热源后，再经E 1121与原料油换热后一部分经E1119柴油水冷器冷到40 C,在抽出温度的控制下作为柴油产品送出装置，另一部分经FV3352作为热回流返回到T1105第三层填料上部。T 1105塔底油经第二分馏塔重沸炉进料泵P1113A/B升压后，一部分在四路分支各自流量控制下进F 1105加热后再返回到T 1105底部， 另一部分经E1127、E 1114与0.4Mpa蒸汽、 重石脑油 换热后经E1122A/B与原料油换热后进入尾油空冷A1105,在T 1105液位控制下作未转化油送出装置。160 万吨/年加氢裂化装置操作规程111.2工艺指标项目设计值设计值比重d4200.9119氮

26、含量ppm(W)11502010硫含量ppm(W)9900康氏残炭%(W)0.10.2酸值mg KOH/g2.43馏程：C初馏点34310%40230%42350%4411.1.4工艺原则流程图髓机加热炉脱盐脱就-艇裂化反应压热高抿器压离高分分脱丁烷塔第一霸第二塔.未转催由1.2.1装置的原料产品指标原料：原料性质为设计值，现场以工艺卡片为准1、直馏蜡油和焦化蜡油混合VGO生质：蜡油制应精匮器160 万吨/年加氢裂化装置操作规程12表4-1-1160 万吨/年加氢裂化装置操作规程1370%45990%48995%502干点532凝点C32水族组成%(W)饱和烃66芳烃32.8焦质1.3BMCI

27、44.2兀素组成( W)碳87.01氢12.58金属含量ppm(W)Cu+Ni+V0.42Na1Fe4.171Pb0.612As0.5NH2C不溶物ppm4005002、氢气：加氢裂化装置所需的氢气，由制氢装置提供，补充氢气压力为2.3Mpa，其组成性质如下:H299 .9 %(V)CH40.1 %(V)CO2320比重d4200.82480.83760.8438粘度（20C） , g/cm7.5712.39凝点C2533酸度mgKOH /100ml0.110.02残炭(W %0.020.01折光nd701.4381.444S39.311N6.111C85.5786.11H14.4213.89

28、BMCI10.8613.216. 2馏程C STMD- 86初馏点31735935910%34837337330%36038638650%372402402160 万吨/年加氢裂化装置操作规程2170%387427427160 万吨/年加氢裂化装置操作规程2290%41946546595%4765135136、液化石油气：性质如表4-1-8项目实验数据设计计算数据运转初期运转末期分子量54.6654.7组成( V)H2S0.060.03C20.40.4C324.6824.43iC448.5351.4nC422.119.64C5+4.234.17、干气：性质如表4-1-9。项目实验数据设计计算数

29、据运转初期运转末期分子量14.2517.02组成( V)H2S10.80.86NH0.010.01违64.0353.09C112.7518.66C24.066.76C38.5610.02iC45.886.94nC41.951.9160 万吨/年加氢裂化装置操作规程23C5+1.311.4160 万吨/年加氢裂化装置操作规程241.2.3公用工程指标1、水用量：表4-3-1使用地点给水 t/t排水 t/t备注新鲜水循环水污水循环热水油污水含硫污水含碱污水生产污水E1107220220E1109300300E11102121E1112112112E11133535E111561.561.5E111

30、69090E1119155.6155.6E1120E1125340340E11263535E4129E1108A/B220220C1101113113C1102A/B332.6332.6C1102C/D281.2281.2P1101A/B46.546.5P1114A/B6.56.5机泵冷却水2521.53.5加热炉引风机冷却水11加热炉引风机冷却水P1128A/B22160 万吨/年加氢裂化装置操作规程25V1120A/B20160 万吨/年加氢裂化装置操作规程26V111516反应部分注水V1103至脱硫及硫回收装置V110820至脱硫及硫回收装置V1112V11101软管站及采样4.54.

31、5间断地面冲洗22间断洗手龙头及洗眼器1.50.5间断合计26.516791670.515160.52、电用量：表4-3-2使用地点电压V设备用量设备容量 KW轴功率KW年工作时数备注操作备用操作备用P1101A60001137512228000P1101B60001170013658000P1102A、B38017575488000P1103A、B600011250250190.68000P1104A、B38011757541.88000P1105A、B380115555318000P1106A、B380115.55.511.98000P1107A、B3801113213285.38000P

32、1109A、B38011555530.48000P1110A B11250250187.58000P1111A B38011373726.28000P1112A B38011132132106.88000P1113A B38011160160128.58000P1114A11137983160 万吨/年加氢裂化装置操作规程27P1114B115001052160 万吨/年加氢裂化装置操作规程28P111538015.532000P1116A、B3801115*212*2P111738011512P111838010.170.58000P1119A38018.4P1119B38017.53.88

33、000P11203801158.12000P112138017.54.52000P11263801117.8200P1128A/B380118000P1130A/B3801118.518.512A1101380822*8190*86000A1102380422*41919.46000A11033801022*1016.6*106000A1104380215*211.1*26000A1105380311*36.9*36000A1106380430*427.9*46000C1102A/B38023400*22950*28000C1102C/D38023800*28000C1102A/B 润滑油泵38027.5*27.5*2C1102A/B 注油器38020.55*20.55*28000C1102A/B 盘车器38025.5*25.5*2C1102A/B 电机加热器22021.5*41.5*4C1102A/B 润滑加热器380254C1101-P01A/B3801137.337.337.3C11