柴油加氢改质装置操作规程

版序号:

分发号:

XXXXXX燃化有限公司企业标准

柴油加氢改质装置

工艺安全规程与操作法

（试行）

20XX-9-30发布20XX-9-30实施

XXXXXX燃化有限公司技术开发部发布

前言

本工艺安全规程与操作法是根据XXXXXX燃化有限公司

技术开发部的安排制定的，目的是为了保证装置原始开工成

功并确保经济、安全、稳定、长周期运行。

本工艺安全规程与操作法是由XXXXXX燃化有限公司提

出。

本工艺安全规程与操作法归口单位：XXXXXX燃化有限公

司技术开发部。

本工艺安全规程与操作法起草单位：XXXXXX燃化有限公

司催柴改质项目组。

本工艺安全规程与操作法主要起草人：XXXXXO

本工艺安全规程与操作法发布时间：20XX年9月。

目录

1.范围...................................................1

2.生产任务...............................................1

2.1设计依据............................................1

2.2装置概况............................................1

2.3设计原则............................................2

3.生产原理...............................................2

3.1工艺技术路线........................................2

3.2工艺技术特点........................................2

4.原料及产品性质.........................................3

4.1原料................................................3

4.2产品................................................5

4.3副产品.............................................6

4.4产品去向...........................................6

4.5催化剂..............................................6

4.6化学药剂...........................................7

4.7物料平衡............................................8

5.工艺流程简述..........................................10

5.1反应部分...........................................10

5.2分福部分...........................................11

5.3催化剂预硫化及再生.................................12

5.4开停工流程.........................................12

6控制指标...............................................13

7.工艺操作法............................................24

7.1反应部分操作原则...................................24

7.2反应部分操作方法...................................24

7.3分修部分操作原则...................................26

7.4分像部分操作法.....................................28

7.5脱硫系统工艺原理...................................29

7.6脱硫系统操作法.....................................30

7.7催化剂的装填、干燥、预硫化操作方法..................31

7.8自动控制与连锁........................................33

8开、停工规程.............................................34

8.1开工规程..............................................34

8.2停工规程..............................................56

9重点设备操作法...........................................59

9.1设备选型原则..........................................59

9.2机泵操作..............................................64

9.3冷换设备操作规程.....................................69

9.4加热炉操作规程.......................................73

9.5压缩机................................................78

9.6活塞式计量泵操作法...................................82

10冬季系统运行操作指南....................................84

11故障处理................................................85

11.1加氢装置事故处理原则及方法..........................85

11.2装置事故处理预案....................................87

11.3操作事故.............................................97

11.4设备事故.............................................98

11.5机泵的常见故障及处理方法...........................99

11.6压缩机常见事故分析及措施..........................100

12岗位职责...............................................102

12.1班长职责............................................102

12.2加氢岗位职责.......................................103

13交接班制度.............................................104

13.1交接班程序..........................................104

13.2交接班内容..........................................104

13.3交接班纪律..........................................104

14巡回检查制度...........................................105

14.1目的................................................105

14.2巡检路线............................................105

15安全注意事项及环境保护...............................106

15.1操作安全注意事项.................................106

15.2装置检修的安全要求...............................107

15.3化学品事故应急处置的基本程序.....................108

15.4化学品事故应急处置的基本原则.....................109

15.5环境保护..........................................110

16附录.................................................112

附录A主要设备一览表................................112

附录B工艺技术指标..................................112

柴油加氢改质装置工艺安全规程与操作法（试行）

1.范围

本标准规定了40万吨/年柴油加氢改质装置的基本操作方法、开停工程序、事

故处理和各种设备的操作维护方法。

本标准适用于40万吨/年柴油改质装置的生产操作过程及开停工过程。

2.生产任务

2.1设计依据

2.1.120XX年11月，XXXX化工医药工程有限责任公司与XXXXXX燃化有限公司签订

的工程设计合同；

2.1.2XX有限公司提供的加氢催化剂技术方案；

2.1.3XXXXXX燃化有限公司提供《工程设计基础资料》；

2.1.4XXXX化工医药工程有限责任公司与XXXXXX燃化有限公司来往的电子邮件、

传真和信函等。

2.2装置概况

2.2.1装置设计规模

柴油加氢改质装置设计规模：40万吨/年

操作弹性：60%—110%

2.2.2年开工时数

年开工时数：8000小时

2.2.3总图位置

本装置东侧及南侧为工厂预留地，西侧为新建30000Nnf/h甲醇裂解制氢装置，

北侧为原有40万吨/年石脑油改质装置（抽提单元）。40万吨/年柴油加氢改质装

置与30000NnV7h甲醇裂解制氢装置按一套联合装置布置，要求同开同停。

2.2.4装置组成

装置由反应部分（包括新氢压缩机、循环氢压缩机及循环氢脱硫部分）、分储

部分、公用工程部分组成。

1

2.3设计原则

2.3.1依据“大型、先进、系列、集约”的发展战略，把”确保工程建成后，在技

术经济上达到国内先进水平“做为设计的又要原则；

2.3.2坚持安全、环保、可持续的发展观，贯彻国家有关方针政策，执行国家现行

的基本建设法规。本着节约投资、减少占地、减少定员的原则，结合国情借鉴国

内外先进经验，努力做到工艺合理、技术先进、成熟可靠，合理利用资源，降低

能耗，为装置安全、平稳、满负荷、长周期、优化高效运转创造条件，从而提高

社会效益和经济效益；

2.3.3从市场和环保要求出发，合理安排产品方案，配置装置结构，采用技术先进、

成熟可靠、环境友好的工艺技术，以确保装置在技术上的先进行、经济上的合理

性和操作上的可靠性，实现“低成本、高质量、高效益”的目标；

2.3.4公用工程和辅助生产设施的设置要经济合理，有利于生产，方便管理；

2.3.5高度重视环境保护，严格控制环境污染，严格遵守国家及当地的有关环境保

护、劳动安全卫生等方面的法规，采取坚实有力的措施减少环境污染物的排放。

2.3.6采用DCS控制系统，优化操作，自动化水平乂及仪表控制系统选型力求使该

装置实现安全、平稳、高效、低耗、优质、环保的生产，分散控制、集中控制、

集中管理；

2.3.7设计严格执行“国家颁布的强制性规范和标准”、“国家颁布的一般性规范

和标准”、“行业规范和标准”、“地方性规范和标准”。

3.生产原理

3.1工艺技术路线

根据原料油的组成和性质、产品方案及质量要求，采用托普索公司研发的“TK

系列”催化剂和XXXX化工医药有限责任公司成熟妁柴油加氢改质工程技术。该装

置反应部分采用热高分、炉前混氢流程以提高换热器换热效率，减缓结焦程度；

采用热高分流程以更好利用能量，降低装置能耗。分储部分采用双塔重沸流程，

采用塔底重沸炉供热，稳定塔采用重沸器供热。

3.2工艺技术特点

3.2.1为防止反应器因进料中的固体颗粒堵塞导致压降过大，设置自动反冲洗过滤

器，脱除大于25微米的固体颗粒。

3.2.2因原料油与空气接触会生成聚合物和胶质，为有效防止结垢，原料油缓冲罐

采用燃料气进行气封。

3.2.3在原料油中注阻垢剂，减缓原料油的结垢程度，提高换热效率。

3.2.4采用炉前混氢方案，提高换热器换热效率，减缓结垢程度。

3.2.5反应器入口温度通过调节加热炉燃料气量来控制，床层入口温度通过调节急

冷氢量来控制。

2

3.2.6加氢精制反应器知加氢改质反应器均设置三个催化剂床层，采用XXXX化工

医药有限责任公司的新型内构件，包括入口扩散器、分配盘、冷氢箱、出口收集

器等，使进入反应器中催化剂床层的物流分布均匀，减小催化剂床层的径向温差。

3.2.7反应部分采用热高分流程，既降低能耗，又节省换热面积。

3.2.8加氢过程中生成H2S、NH3,在一定温度下会生成NH4Hs结晶，沉积在空冷

器管束中引起系统压降增大。因此在反应流出物进入空冷器前注入除盐水，避免

镀盐结晶析出。

3.2.9为保证催化剂.高压设备和操作人员的安全，在冷高压分离器顶管线设有

0.7MPa/min.2.IMPa/min的紧急泄压设施。

3.2.10设置循环氢脱硫塔，提高循环氢的氢纯度，一方面有利于抑制催化剂结焦，

另一方面可以提高脱硫、脱氮、脱氧的脱除率，促进稠环芳煌饱和反应。

3.2.11新氢压缩机为两台往复式压缩机，一台操作一台备用。循环氢压缩机选用

往复式压缩机，一台操作一台备用。

3.2.12分缁部分采用双塔重沸流程，分倒塔采用塔底重沸炉供热，稳定塔采用重

沸器供热。

3.2.13分锵塔顶设置注缓蚀剂设施，以减轻塔顶流出物中硫化氢对塔顶系统的腐

蚀。

3.2.14催化剂采用液相湿法硫化、器外再生。

4.原料及产品性质

4.1原料

4.1.1原料油

装置所需原料油为催化柴油+燃料油4#（轻），其进装置温度为10〜40C,进装

置压力为0.6MPa；原料油组成及性质见表4-1。

表4-1（1）原料油性质（工况一）

原料催化柴油燃料油4#轻混合

进料量，万吨/年33.36.740

进料比例，m%83.2516.75100

密度，kg/m3(20℃)930902925

TBP205184199

5%224250226

10%233270237

馆程，℃30%253303257

50%270322279

70%292336301

90%327352344

3

95%346359356

FBP355359356

十六烷指数26.238.829

十六烷值233625.2

澳价,gBr/100g201018

硫，m%11.961.16

氮，Pg/g12885981172

单环2616.424.4

芳煌双环27.812.925.3

三环8.76.88.3

表4-1(2)原料油性质(工况二)

原料催化柴油

进料量，万吨/年40

进料比例，m%100

密度,kg/nf（20℃）930

IBP205

5%224

10%233

30%253

储程50%270

70%292

90%327

95%346

FBP355

十六烷指数26.2

十六烷值23

漠价，g3r/100g20

硫，m%1

氮，口g/g1288

单环26

芳煌双环27.8

三环8.7

4.1.2氢气

装置所需氢气由新建制氢装置提供，温度4(TC,压力2.4MPa(G),组成见表4-2。

表4-2氢气组成

4

组分氢气C1C0+C02

V%99.90.1<20ppm

4.2产品

主要产品性质见表4-3

表4-3(1)柴油加氢改质装置的主要产品性质(工况一)

产品性质运行初期运行末期

石脑油柴油石脑油柴油

密度(20℃)kg/m3791850796850

锵程/℃

初用点/5%40/91194/20740/84194/206

10%/20%102/129219/22993/116218/228

30%/40%141/146238/250130/140236/247

50%/60%151/151262/265150/149259/262

70%/80%150/151268/284148/151266/281

90%/95%150/155325/343150/155321/340

终僧点161361161359

硫含量/wt%<1.0<5.0<1.0<5.0

氮含量/wt%<0.5<1.0<0.5<2.0

十六烷指数—46.7—46

闪点/七—>55—>55

多环芳烧含量/wt%W11〈11

注：产品的主要性能由托普索公司保证。

表4-3(2)柴油加氢改质装置的主要产品性质(工况二)

产品性质运行初期运行末期

石脑油柴油石脑油柴油

密度(20℃)kg/m3794850802850

僧程/℃

初馆点/5%40/132193/20440/125192/203

10%/20%145/147216/225139/143214/223

30%/40%148/149232/241145/147230/238

50%/60%150/150251/256148/149244/252

70%/80%150/151261/270149/150259/268

90%/95%150/155304/326150/155302/324

终播点161347161346

5

硫含量/wt%<1.0<5.0<1.0<5.0

氮含量/wt%<0.5<1.0<0.5<2.0

十六烷指数一43.9一42.7

闪点/℃—>55—>55

多环芳烧含量/X佚W11W11

注：产品的主要性能由托普索公司保证。

4.3副产品

装置副产冷低分气在装置内脱硫后送至重整PSA装置，或者返回本装置新氢

压缩机入口；稳定塔顶气与分储塔顶气合并后送往装置外脱硫；富液闪蒸罐酸性

气送往装置外脱硫；装置内富液送至装置外溶剂再生系统再生后送回本装置，

4.4产品去向

低分气f重整PSA装置/新氢压缩机入口

塔顶气一装置外脱硫

酸性气f装置外脱硫

富液一装置外溶剂再生系统

稳定汽油一重整原料耀区

不合格轻石脑油一不合格罐区/催化装置

改质柴油一柴油调和罐区

4.5催化剂

本装置加氢催化剂采用托普索公司”TK系列催化剂”。本装置保护剂及催化

剂的主要理化性质见表4-4。

表4-4催化剂性质

TK-609

催化剂TK-10TK-711TK-831TK-743TK-951

HyBRIM

银铝负载锲铝负载锲铝负载镶斜基

类型镁铝在氧化铝在氧化铝在氧化铝镇铝硅铝分

上上上子筛

圆柱形

形状环状环状四叶草三叶草圆柱形

片状

公称直径，

20X184.83.22.51.31.6

mm

稀稀

装填密度稀相：500

800460470相：750相：720

kg/in3密想：580

密密

6

想：860想：820

侧压强度

4.5>1.0>1.0>3.5>6.5>4.5

Ibf/mm

总量，kg3000544108816325222417136

催化剂总

272272272272272272

寿命，月

4.6化学药剂

4.6.1缓蚀剂

注入点：分缁塔顶、稳定塔顶

4.6.2阻垢剂

原料油过滤器前

4.6.3贫液剂

脱硫用贫胺液为MDEA水溶液，MDEA主要理化性质见表4-7。

表4-5MDEA主要理化性质

分子式CH3N(CH3CH2O)2

分子量119.16

性质无色或浅黄色油状液体

密度(20℃,g/cm3)1047.8

运动粘度(40℃,mm2/s)101

沸点(℃)247

水溶液浓度(wt%)30

冰点(℃)-21

4.6.4二甲基二硫(DMDS)

催化剂硫化拟采用二甲基二硫(DMDS),为无色液体，沸点较高，较稳定，该硫

化剂毒性小，目前加氢装置多采用该剂。注入点为加氢进料泵入口。

4.6.5磷酸三钠

产汽系统加药为磷酸三钠

4.6.6抗磨剂

改质柴油产品出装置前添加抗磨剂

7

4.7物料平衡

表57(1)装置设计物料平衡(工况一/运转末期)

数量

序号物料名徐收率%

kg/ht/d10^4t/a

—入方

1原料油10050000120040

2氢气3.56178242.81.43

3除盐水12.006000144.04.80

4贫溶剂28.3614179340.39.44

143.92719611727.157.57

—出方

1低分气0.452275.40.18

2酸性气0.773869.30.31

3轻石脑油0.10501.20.04

4稳定汽油5.58278966.92.23

5改质柴油95.33476651144.038.13

6含硫污水12.456332149.64.99

7富溶剂29.2214612350.711.69

合计143.92719611727.157.57

表5T(2)装置设计物料平衡(工况一/运转末期)

数量

序号物料名葬收率％

kg/ht/d10-41/a

—入方

1原料油10050000120040

2氢气3.35167740.21.34

3除盐水1260001444.8

8

4贫溶剂28.214098338.411.28

合计143.55717751722.657.42

二出方

1低分气0.482425.80.19

2酸性气1501120.4

3轻石脑油0.1501.20.04

4稳定汽油6.81340781.82.73

5改质柴油93.64468201123.737.46

6含硫污水12.456227149.44.98

7富溶剂29.0614528348.711.62

合计143.55717751722.657.42

表5T(3)装置设计物料平衡(工况二/运转初期)

数量

序号物料名身收率%

kg/ht/d10Nt/a

—入方

1原料油10050000120040

2氯气3.79189445.51.52

3除盐水1260001444.8

4贫溶剂23.6411820283.79.46

合计139.43697141673.155.77

二出方

1低分气0.482385.70.19

2酸性气0.8844110.60.35

3轻石脑油0.1501.20.04

4稳定汽油7.32366087.82.93

5改质柴油93.86469301126.337.54

6含硫污水12.456223149.44.98

9

7富溶剂24.3412172292.19.74

合计139.43697141673.155.77

表57(4)装置设计物料平衡(工况二/运转末期)

数量

序号物料名徐收率％

kg/ht/d10Nt/a

'—入方

1原料油10050000120040

2氯气3.6179943.21.44

3除盐水1260001444.8

4贫溶剂23.5411771282.59.42

合计139755.66

二出方

1低分气0.525260.2

2酸性水1.0653012.70.42

3轻石脑油0.1501.20.04

4稳定汽油9.034514108.33.61

5改质柴油91.7545875110136.7

6含硫污水12.466228149.54.98

7富溶剂24.2412121290.99.7

合计139755.66

5.工艺流程简述

5.1反应部分

自装置外来的原料油经原料油缓冲过滤器(FI1201)除去原料中大于25微米

的颗粒后，经改质柴油/原料油换热器(E1210A,E)换热至120C后进入原衿油缓

冲罐(V1201)。经加氢进料泵(P1201A/B)升压后在流量控制下与混合氢混合，

再经反应流出物/混合进料换热器(El202A〜C)换热后进入反应进料加热炉

(F1201)。反应进料经加热至反应所需温度后进入加氢精制反应器(R1201)和

10

加氢改质反应器（R1202）,两台反应器均设置三个催化剂床层，床层间设有急冷

氢。

反应流出物经反应流出物/重沸炉进料换热器（E1201）、反应流出物/混合进

料换热器（El202A〜C）分别与重沸炉进料、混合进料换热，换热后温度达到250

℃进入热高压分离器（V1202）。热高分气经过热高分气/冷低分油换热器（E1203）、

热高分气/混合氢换热器（E1204）分别与冷低分油、混合氢换热后，经热高分空

冷器（A1201）冷却至50寸后进入冷高压分离器（V1204）。热高分油经过调节阀

降压后进入热低压分离器（V1203）。在热低压分离器中，热高分油进行气、油分

离，气相气相经热低分空冷（A1202）冷却后进入冷低压分离器（V1205）,油相

热高分气/冷低分油换热器（E1203）与热高分气换热后，与热低分油合并，进入

分修塔（T1301）o

为了防止反应流出物在冷却过程中析出铁盐，堵塞管道和设备，通过注水泵

（P1202A/B）将除盐水注至热高分气/冷低分油换热器E1203管程入口、热高分气

/混合氢换热器E1204管程入口、反应流出物/混合进料换热器E1202C管程入口。

在冷高压分离器中，反应流出物进行气、油、水三相分离，顶部出来的循环

氢经循环氢脱硫塔入口分液罐（V1206）后进入循环氢脱硫塔脱硫（T1201）,塔

底富液去高压富液闪蒸罐（V14O4）o塔顶脱硫后的循环氢进入循环氢压缩机入口

分液罐（V1207）,分液后进入循环氢压缩机（C1201A/B）升压，然后分两路：一

路作为急冷氢去反应器控制反应器床层温升；一路与来自新氢压缩机（C1202A/B）

出口的新氢混合成为混合氢，经热高分气/混合氢换热器（E1204）换热后与原料

混合。冷高压分离器水相为含硫化氢和氨的污水，至酸性水总管；冷高压分离器

油相为加氢生成油，至冷低压分离器。在冷低压分离器中，加氢生成油进行闪蒸

分离。闪蒸出的低分气经低分水冷器（E1208）冷却至4（TC,再经低分气脱硫塔入

口分液罐（V1214）至低分气脱硫塔（T1202）进行脱硫，脱硫后的低分气经脱硫

后低分气水冷器（E1209）冷却至40℃,再经脱硫后低分气分液罐（V1215）进行

分液，脱硫后低分气出装置去重整PSA装置或返回至新氢压缩机入口。冷低分油

与热低分油混合后至分镭塔（T1301）。

装置的补充氢由甲醇制氢装置来，经新氢压缩机入口分液罐（V1208）分液后

进入新氢压缩机（C1202A/B）,升压后与循环氢压缩机（C1201A/B）出口的循环

氢混合后成为混合氢。

5.2分俺部分

从反应部分来的低分油进入分偷塔（T1301）,塔顶油气经分馆塔塔顶空冷器

（A130D和分福塔塔顶后冷器（E1301）冷凝冷却至40℃,进入分馆塔顶回流罐

（V1301）进行气、油、水分离；含硫含氨污水经管道泵（P1306A/B）升压后与高

分污水一起送出装置；油相经分勺留塔塔顶回流泵（P1301A/B）升压后一部分作为

塔顶回流，一部分作为稳定塔进料。

为了抑制硫化氢对塔顶管道和冷换设备的腐蚀，在塔顶管道采用注入缓蚀剂措

施。缓蚀剂自缓蚀剂成套设施（CIS1401）经缓蚀剂泵注入塔顶管道。

分馆塔底柴油经分馅塔底重沸炉泵（P1302A/B）增压后，经反应流出物/重沸

炉进料换热器（E1201）换热后，经分馆塔底重沸沪（F1301）加热至328寸作为重

沸液返回分馆塔底空间，完成汽、液分离，并完成与塔底塔盘流下的液体的混合，

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然后循环使用。塔底改质柴油经改质柴油泵（P1303A/B）升压后作为产品，经稳

定塔重沸器（E1308）、蒸汽过热器（E1305）、蒸汽发生器（E1304）、除第水预

热器（E1303）、改质柴油/原料油换热器（E1204A/B）、改质柴油/除盐水换热器

（E1302）换热至114（左右，最后进入改质柴油空冷器（A1302）冷却至50℃出

装置。

粗汽油自分馆塔顶回流泵加压后，经粗汽油/稳定汽油换热器（E1306A/B）换

热至13CTC后进去稳定塔（T1302）,稳定塔定汽汩经稳定塔定水冷器（E1307）冷

却至4（TC后进入稳定塔顶回流罐（V1302）进行油、气、水分离；含硫污水与高分

污水和分馆塔顶含硫污水合并后一起送出装置；油相经稳定塔顶回流泵

（P1304A/B）升压后，一部分作为稳定塔顶回流，一部分作为轻石脑油产品出装

置。稳定塔底重沸液自塔下部抽出，经稳定塔底重沸器（E1308）加热后返回稳定

塔底。自稳定塔底的稳定汽油，经粗汽油/稳定汽油换热器（E1306A/B）换热后，

经稳定汽油空冷器（A1303）及稳定汽油水冷器（E1309）冷却至40℃出装置。

5.3催化剂预硫化及再生

5.3.1催化剂预硫化

为了使催化剂具有高活性，新鲜的或再生后的催化剂在使用前都必须进行预硫

化。本设计采用液相硫化方法，以直储柴油及少量燃料油4#（轻）为硫化油，二

甲基二硫化物（DMDS）为硫化剂。

当催化剂进行预硫化操作时，系统内氢气经循环氢压缩机按正常操作路线进行循

环。DMDS自硫化剂罐（V1408）来,在氮气的压力控制下与加氢进料泵（P1201A/B）

入口的硫化油混合，经加氢进料泵升压后与混合氢混合，经反应流出物/混合进料

换热器（El202A〜C）换热后进入反应进料加热炉（F1201）,按催化剂预硫化升

温曲线的要求升温，控制反应器的入口温度。硫化油和DMDS通过反应器催化剂床

层进行催化剂预硫化。

反应流出物经反应流出物/重沸炉进料换热器（E1201）、反应流出物/混合进

料换热器（El202A〜C）换热后进入热高压分离器（V1202）,分离出的热高分气

经换热、冷却后进入冷高压分离器（V1204）分液。冷高分气经循环氢脱硫塔入口

分液罐（V1206）、循环氢压缩机入口分液罐（V1207）后进入循环氢压缩机

（C1201A/B）进行循环，热高分液经减压后进入热低压分离器（V1203）,热低分

气冷却后与冷高分液混合进去冷低压分离器（V1205）。冷低分气至火炬系统；热

低分液经改质柴油空冷器（A1302）冷却再循环回原料油缓冲罐（V1201）,催化

剂预硫化过程中产生的水从冷高压分离器、冷低压分离器底部间断排出。

6.3.2催化剂再生流程

装置操作一定时期后，碳和其它杂质造成催化剂活性降低和反应器床层压降增

大，必须进行再生。本装置采用器外再生方法。

5.4开停工流程

开停工流程

开工油从装置外来，经FI1201.V120UP1201A/B,进入反应系统，从VI203

底部排出的油经A1302冷却后返回V1201,反应部分建立循环，反应部分建立循环

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的同时，开工油引至T1301入口，向分馆部分进油，待T1301建立液位后，分偏

部分可以建立循环，这样可以缩短开工时间。

停工时，V1201中原料油和装置内残存的柴油偏分经装置的柴油不合格油线出装

置。

6控制指标

6.1控制指标

见附录B

6.2主要操作条件

装置的主要操作条件见表6-1。

表6T(1)装置主要操作条件(工况一)

序

尸项目运转初期运转末期

1原料油kg/h50000

精制空速h-'0.9

2

裂化空速h-'2.3

3总氢油比Nm3/m31400

4反应器入口氢分压Mpa(G)11.9

加氢精制反应器(R1201)

入口温度℃337385

出口温度℃368417

总温升℃8984

5加氢改质反应器(R1202)

入口温度℃338391

出口温度℃370430

总温升℃5550

反应器入口压力Mpa(G)13

新氢压缩机

6

入口压力Mpa(G)2.4

13

出口压力Mpa(G)13.5

额定电流Nm3/h24000

循环氢压缩机

入口压力Mpa(G)11.7

7

出口压力Mpa(G)13.5

额定电流Nm3/h93387

热高压分离器

8温度℃250

压力Mpa(G)12

冷高压分离器

9温度℃50

压力Mpa(G)11.8

热低分分离器

10温度℃250

压力Mpa(G)2.9

冷低压分离器

11温度℃50

压力Mpa(G)2.8

循环氢脱硫塔

12温度℃50

压力Mpa(G)11.75

分馆塔

塔顶压力Mpa(G)0.25

13

塔顶温度℃185

塔底温度℃308

反应进料加热炉

14

入口温度℃305341

14

出口温度℃337385

设计负荷KW3500

分馆塔底重沸炉

入口温度℃328一

15

出口温度℃328一

设计负荷KW4300

表6T(2)装置主要操作条件(工况二)

序号项目运转初期运转末期

1原料油kg/h50000

精制空速h-'0.9

2

裂化空速h-12.3

3总氢油比Nm3/门31400

4反应器入口氢分压Mpa(G)11.9

加氢精制反应器(R1201)

入口温度r315371

出口温度℃365416

总温升℃110102

5加氢改质反应器(R1202)

入口温度℃335396

出口温度℃368430

总温升℃