加氫裂化操作規(guī)程20040714.doc

加氫裂化操作規(guī)程 1 Q SYQ SY DSDS 0101 SHCH 038 2004SHCH 038 2004 6060 萬噸萬噸 年加氫裂化裝置操作規(guī)程年加氫裂化裝置操作規(guī)程 20042004 年年 7 7 月發(fā)行月發(fā)行 20042004 年年 7 7 月執(zhí)行月執(zhí)行 獨山子石化分公司煉油廠加氫裂化車間獨山子石化分公司煉油廠加氫裂化車間 加氫裂化操作規(guī)程 2 審核 生產技術處處長 審核人 生產調度處處長 審核人 機動處處長 審核人 安全質量環(huán)保處處長 審核人 煉油廠總工程師 煉油廠總負責 加氫裂化操作規(guī)程 3 前 言 6 1 范圍 6 2 引用標準 6 3 定義 6 第一篇 工藝技術規(guī)程 8 4 裝置概況 8 4 1 總體概況 8 4 2 主要技術特點 8 5 裝置生產原理 9 6 工藝流程概述 12 6 1 反應系統(tǒng)流程 12 6 2 分餾系統(tǒng)流程 13 6 3 氫氣系統(tǒng)流程 15 6 4PSA 系統(tǒng)流程 15 7 物料平衡 15 8 主要原料和產品性質 16 9 裝置平面圖 20 10 質量控制指標和工藝技術條件 22 10 1 原材料性質指標 22 10 2 產品質量指標 23 10 3 化驗分析項目 24 10 4 操作指標 27 10 5 技術經濟指標 30 11 主要原材料和動力供應 30 11 1 原料系統(tǒng) 30 11 2 化工原材料系統(tǒng) 31 11 3 蒸汽系統(tǒng) 33 11 4 給水系統(tǒng) 33 11 5 空氣系統(tǒng) 34 11 6 氮氣系統(tǒng) 34 11 7 電系統(tǒng) 34 11 8 燃料系統(tǒng) 36 11 9 火炬系統(tǒng) 36 11 10 污油 污水系統(tǒng) 36 11 11 動力供應指標 37 11 12 裝置對外聯系 37 第二篇 工藝崗位操作規(guī)程 40 12 概 況 40 13 裝置開工 停工處理操作法 40 13 1 裝置開工一般程序與方法 40 13 2 裝置正常停工一般程序和方法 76 14 DCS ESD 控制系統(tǒng)操作法 86 14 1GUS 系統(tǒng) 86 14 2 ESD 系統(tǒng) 98 14 3 儀表及自動控制規(guī)程 115 15 反應系統(tǒng)操作法 126 15 1 崗位的任務和職責 126 15 2 操作因素分析 126 15 3 正常操作法 129 加氫裂化操作規(guī)程 4 15 4 反應系統(tǒng)聯鎖邏輯圖及聯鎖說明 134 15 5 非正常操作法 137 15 6 精制油取樣操作法 138 15 7 阻垢劑加注法 141 15 8 原料過濾器操作法 142 16 分餾系統(tǒng)操作法 147 16 1 崗位任務和職責 147 16 2 操作因素分析 147 16 3 正常操作法 149 16 4 分餾系統(tǒng)聯鎖邏輯圖 159 16 5 非正常操作法 161 16 6 緩蝕劑加入法 163 17 PSA 系統(tǒng) 165 17 1 崗位的任務和職責范圍 165 17 2 正常操作法 165 17 3 程控閥門邏輯狀態(tài)表 177 17 4 報警 聯鎖功能說明 179 17 5 非正常操作法 180 17 6 PSA 裝置的開停工 183 第三篇 設備崗位操作規(guī)程 188 18 循環(huán)氫壓縮機操作法 188 19 往復式壓縮機操作規(guī)程 212 19 1 新氫機 C 1002A B 操作法 212 19 2 重整氫壓縮機 C 3001A B 解吸氣壓縮 C 3002A B 操作法 220 20 加氫裂化高壓進料泵 P 1001A B 操作法 227 21 加氫裂化高壓注水泵 P 1002A B 操作法 231 22 通用設備操作規(guī)程 233 22 1 注硫 注氨泵 計量泵 操作法 233 22 2 離心泵操作法 235 22 3 螺桿泵 齒輪泵操作法 241 22 4 空冷風機操作法 243 22 5 加熱爐鼓風機操作法 245 22 6 水環(huán)式真空泵操作法 246 22 7 加熱爐操作法 248 22 8 加熱爐煙道擋板電液執(zhí)行機構操作法 258 22 9 冷換設備的操作法 262 22 10 蒸汽發(fā)生器的操作法 262 22 11 特殊閥門操作法 263 第四篇 安全環(huán)保技術規(guī)程 265 23 安全技術規(guī)定 265 24 化學危險品安全技術 274 25 消防設施 安全防護用品 289 26 應急處理 294 26 1 應急組織及職責 294 26 2 加氫裂化裝置應急預案 295 26 2 1 應急預案目錄 295 26 2 2 加氫裂化裝置緊急停工方案 295 26 2 3 循環(huán)壓縮機 C1001 故障 298 26 2 4 反應器飛溫事故 301 26 2 5 反應進料中斷 303 26 2 9 熱爐爐管泄漏著火爆炸事故 307 加氫裂化操作規(guī)程 5 26 2 4 高壓法蘭泄漏著火事故 308 26 2 5 循環(huán)氫壓縮機與補充氫壓縮機房泄漏事故 309 26 2 6 熱油泵房火災事故 311 26 2 7 液態(tài)烴泄漏事故 313 26 2 8 停電事故應急預案 314 26 2 9 停儀表風事故應急預案 316 26 2 10 停循環(huán)水事故應急預案 318 26 2 11 3 5Mpa 蒸汽中斷事故應急預案 319 26 2 12 中毒窒息事故 320 26 2 13 高空墜落事故 320 26 2 14 燒傷事故 322 26 2 15 觸電事故 323 27 三廢 分布 治理及綜合利用情況 329 第五篇 作業(yè)活動規(guī)程 330 第六篇 裝置設備一覽表 337 29 1 機泵明細表 337 29 2 塔類 339 29 3 容器 342 29 4 冷換設備 353 29 5 空冷 356 29 6 加熱爐 357 29 7 安全閥 358 附錄 原則流程圖 360 加氫裂化操作規(guī)程 6 前前 言言 本標準是在獨石化公司煉油廠 60 萬噸 年加氫裂化初步設計 主要設備供應商提供的相關資料 裝置試車 方案的基礎上編寫而成 用于指導開工階段裝置的正常生產及異常操作 為試行版操作規(guī)程 目前車間資料有 限 編制過程難免出現各類錯誤 歡迎批評指正 本標準由煉油廠標準化委員會提出 本標準由煉油廠生產技術處歸口 本標準起草單位 加氫裂化車間 本標準于 2004 年 1 月開始編制 本標準負責編制人員 工藝 花小兵 設備 沈頌秋 安全 范衛(wèi)東 本標準其他參加編制人員 王自順 田海波 李永甲 張立 陳東 唐紹泉 胡勇 蘇欣 車間審核 任 斌 1 1 范圍范圍 本標準規(guī)定了加氫裂化裝置的工藝原理 工藝流程 工藝指標 主要設備及崗位操作法 裝置的安全 和環(huán)境保護要求 裝置應急處理等內容 本標準適用于獨山子石油化工公司煉油廠加氫裂化裝置 2 2 引用標準引用標準 下列標準包含的條文 通過在本標準中引用而構成標準的條文 在標準發(fā)布時 所示版本均有效 使 用本標準的各方應探討使用下列標準的最新版本的可能性 3 3 定義定義 本標準采用下列定義 3 1 加氫裂化 加氫裂化工藝是典型的催化轉化過程 現代煉油技術中是指通過加氫反應使原料油中的 10 和 10 以上的分子變小的那些加氫工藝 從石油加工的工藝過程定義為 原料油在高溫 高壓 臨氫及催化 劑存在的情況下 進行加氫脫金屬 HDM 脫硫 HDS 脫氮 HDN 脫氧 HDO 芳烴飽和 分子骨架 結構重排及裂解等反應 以制取輕質燃料 乙烯料或高檔潤滑油基礎油的催化轉化過程 3 2 空速 單位時間內每單位體積催化劑所通過的原料油體積數 空速決定了反應物流在催化劑床層的停 留時間 空速的倒數為空時 指物料在催化劑床層的相對停留時間 即反應時間 空速有體積比和質量 比 其中體積比較常用 3 3 氫油比 指每小時單位體積的進料與實際通過的循環(huán)氫氣的標準體積量的比值 也可用摩爾比 一般 原料油按照 100 時的體積計算 3 4 BAT 床層平均溫度 是床層入口和出口溫度的簡單算術平均值 3 5 CAT 有些資料上用 WABT 來表示 催化劑平均溫度 指各個床層平均溫度 BAT 的加權的平均值 即 每個 BAT 乘以該床層催化劑占整個床層催化劑總重量的百分數 然后相加 其總和就是催化劑平均溫度 3 6 轉化率 指原料轉化為產品的百分率 是表示反應深度的指標 可用 1 產品中 350 餾份 原料中 350 餾份 100 計算出操作條件下的轉化率 也有資料用產品中低于進料初餾點的量和總原料量的 比值來表示 當有循環(huán)油存在時 轉化率有單程轉化率和總轉化率之分 單程轉化率計算時 原料油指新鮮原料和 循環(huán)油之和 總轉化率計算時 原料油僅指新鮮原料 3 7 催化劑 指能改變化學反應速率 而本身在反應結束時性質沒有改變的物質 3 8 結垢速率 為對催化劑結垢進行補償而升高反應溫度的速率 典型的操作中結垢速率為 2 月 3 9 芳潛 指芳烴潛含量 表征重石腦油作為重整料的質量指標 主要指重石腦油中環(huán)烷烴的含量 3 10 冰點 輕質油品在規(guī)定條件下冷卻至出現結晶 然后再使其升溫至所形成的結晶消失時一瞬間的最 低溫度 是評定噴氣燃料的重要質量指標之一 3 11 煙點 又稱無煙火焰高度 是指油料在一個標準燈具內 在規(guī)定條件下做點燈實驗可能達到的不冒 煙時的火煙高度 單位為 mm 是衡量噴氣燃料燃燒是否完全和生成積炭傾向的重要指標之一 煙點越低 加氫裂化操作規(guī)程 7 生成積碳的可能性越小 3 12 BMCI 值 又稱關聯指數或芳烴指數 是依據油品的餾程和密度建立起來的關聯指數 其建立基礎是 設正己烷的 BMCI 值是 0 苯的 BMCI 值是 100 BMCI 值的大小表示了油品中芳香烴含量的高低 其計 算公式為 BMCI 48460 t 體 437 7 d15 6 456 8 它是乙烯料的重要指標 BMCI 值越小 乙烯收率 越高 3 13 閃點 用專用儀器在規(guī)定條件下將油品加熱 其所逸出的油氣與空氣組成的混合氣 遇明火時發(fā)生 瞬間著火的最低溫度 油品的沸點范圍越低 餾分越輕 其閃點越低 反之其閃點越高 3 14 十六烷值 是表示柴油抗爆性的指標 人為規(guī)定正十六烷的十六烷值為 100 甲基萘的十六烷值 為 0 把以上兩種物質按比例混合 配成一系列標準燃料 然后將待測柴油與標準燃料相比較 如果它與 某一標準燃料的爆震程度相當 則該標準燃料中所含正十六烷的體積分數即為該柴油的十六烷值 該值越 大 柴油的抗爆性越好 3 15 粘度指數 是指油品粘度隨溫度變化特性的一個約定值 粘度指數越高 表示油品的粘溫性質越好 即 粘度隨溫度的變化值越小 3 16 殘?zhí)?油品在隔絕空氣的情況下加熱會蒸發(fā) 裂解和縮合 生成一種具有光鱗片的焦炭狀殘留物 用殘留物占油品的質量百分數表示 殘?zhí)渴窃u價油品在高溫條件下生成焦炭傾向的指標 3 17 苯胺點 是以苯胺為溶劑與油品按 1 1 體積混合時的臨界溶解溫度 反映了油品的組成特性 烷烴 最高 環(huán)烷和烯烴居中 多環(huán)芳烴最低 3 18 折光率 指光在真空中的速度與在物質中的速度之比 反映了油品的組成特性 正構烷烴的折光率最 小 按異構烷 烯烴 環(huán)烷的順序逐漸增大 芳烴最高 3 19 PSA 是變壓吸附 Pressure swing adsorption 的縮寫 變壓吸附是指以多孔固體物質 吸附劑 內 部表面對氣體分子的物理吸附 范德華力 為基礎 利用相同壓力下吸附劑對氣體混合物中需要組分和不 需要組分的吸附能力的不同 和高壓利于吸附 低壓利于脫附的性質 所進行的升壓吸附提純和降壓脫附 再生的循環(huán)過程 3 20 全循環(huán) 指加氫裂化工藝過程中 原料油品經過加氫反應后 未轉化為希望產品的油品 尾油 全部 返回到原料中 再次進入反應器參與加氫裂化反應的工藝過程 相對應的 一次通過 指的就是尾油不返回到原料中 再次參與加氫裂化反應的工藝過程 目前多數 煉油企業(yè) 部分循環(huán) 工藝過程的較多 3 21 氫分壓 氫分壓一般以反應器入口處的氫純度乘以反應總壓來表示 在加氫裂化的反應器中 氫氣僅 是多組分物流中的一個組成部分 其在氣相中的分壓據道爾頓定律應是氫氣在氣相中的摩爾分率乘以總壓 因反應器入 出口的氫純度變化較大 這一方法誤差較大 氫分壓是影響加氫裂化反應的決定因素 3 22 沸石 它是一種硅鋁酸鹽 其骨架結構中有被離子和水分占據的腔 而這些離子和水分可自由移動 可進行離子交換和可逆脫水 沸石是瑞典科學家 Baron Cranstedt 在 1756 年發(fā)現的一種天然礦石 它在吹管焰強熱 能冒泡呈 沸騰狀 故此得名 3 23 分子篩 它是具有一般分子大小的均勻微孔的物質 其據有效孔徑可篩分出大小不同的流體分子 它包括天然及人工合成的沸石 炭分子篩 微孔玻璃等 注意 具有分子篩作用的不僅是沸石 也不 是所有沸石均可做分子篩 3 24 壓縮比 指壓縮機排出壓力與吸入壓力之比 壓縮比越大 離心式壓縮機所需級數越多 其功耗也 越大 3 25 臨界轉速 當離心式機械在某一轉數下運行時 由于軸的自振和強迫振動的頻率相等或成比例時會 發(fā)生很大的振動 此時的轉數稱為轉子的臨界轉數 3 26 喘振 當壓縮機入口流量低或出口壓力高時 機組會出現流量 壓力快速大幅度上下振動 機體有 強烈振動和噪聲 軸的串動加大等現象 此現象稱為喘振 加氫裂化操作規(guī)程 8 第一篇第一篇 工藝技術規(guī)程工藝技術規(guī)程 4 4 裝置概況裝置概況 4 14 1 總體概況總體概況 獨山子石化公司煉油廠餾份油加氫裂化裝置由中石化洛陽工程公司設計院完成工藝設計 裝置由 60 萬噸 年餾份油加氫裂化裝置和 0 5 104 m3n h 重整氫提純裝置構成 生產用氫主要由乙烯廠 1 5 104 m3n h 制氫裝置提供 按 8000 小時 年設計 裝置主要包括反應系統(tǒng) 含輕烴吸收 低分氣脫硫 分餾系統(tǒng) 機組系統(tǒng) 含 PSA 系統(tǒng) 裝置公稱規(guī)模為 60 104 t a 實際處理量為 57 104 t a 操作彈性為 60 110 由于加氫裂化裝置是獨山子石化分公司調整產品結構的主要手段 根據獨山子石化分公司加工總流程 的安排 加氫裂化裝置主要以克拉瑪依油田管輸油 哈薩克斯坦含硫原油等為主的減二線 減三線 減四 線和部分丙烷輕脫油為原料 產品方案按生產石腦油 航煤 柴油 乙烯原料及輕 中 重質潤滑油料的 工藝方案 同時 裝置還副產少量干氣 出裝置脫硫后作為燃料氣 低分氣脫硫后去重整氫提純裝置作為 PSA的氫氣原料之一 裝置采用一段串聯部分循環(huán)流程 同時兼顧按最大乙烯料方案操作的可能 4 24 2 主要技術特點主要技術特點 4 2 1 反應部分流程特點 4 2 1 1 裝置反應部分采用一段串聯工藝 反應器按兩臺串聯設計 分別裝填標準公司 的 815HC 6 4 4 8 和 RM 5030 2 5 保護劑 DN 200 1 3 2 5 精制劑 Z 722 2 5 裂化劑 4 2 1 2 采用熱高分工藝流程 提高反應流出物熱能利用率 降低能耗 節(jié)省操作費用 同時避免稠環(huán)芳 烴在空冷器管束中的沉積和堵塞 4 2 1 3 反應器為熱壁結構 床層間設急冷氫 4 2 1 4 裝置內設置自動反沖洗過濾器 對原料油緩沖罐采用燃料氣覆蓋措施 以防止原料油與空氣接觸 從而減輕高溫部位的結焦程度 4 2 1 5 反應部分高壓換熱器采用雙殼 雙弓型式 強化傳熱效果 提高傳熱效率 4 2 1 6 冷 熱高壓分離器和熱低壓分離器均采用立式容器 節(jié)省占地面積 4 2 1 7 采用爐前混氫流程 以避免進料加熱爐出口溫度過高和爐管結焦 4 2 1 8 新氫壓縮機選用二臺往復式壓縮機 由同步電機驅動 每臺能力為 100 循環(huán)氫壓縮機選用離 心式 由背壓式汽輪機驅動 不設備機 由于循環(huán)氫壓縮機操作工況多 介質分子量變化大 壓縮機轉速 變化范圍大 根據工廠蒸汽實際情況 采用背壓式汽輪機驅動 變轉速調節(jié) 適應性強 以滿足各種工況 的操作需要 4 2 1 9 循環(huán)油循環(huán)至原料油緩沖罐前與新鮮原料混合 直接由原料油泵升壓 不單獨設置高溫高壓的循 環(huán)油泵 節(jié)省投資和占地面積 4 2 1 10 在熱高分氣空冷器入口和冷低分入口冷卻器的入口分別設注水設施 避免銨鹽在低溫部位的沉 積 4 2 1 11 加氫精制反應器入口溫度通過調節(jié)加熱爐燃料來控制 各床層入口溫度通過調節(jié)急冷氫量來控 制 4 2 1 12 為長周期運轉 在原料油預處理部分設置注阻垢劑設施 4 2 1 13 為防止反應部分奧氏體不銹鋼設備在停工期間可能產生的連多硫酸應力腐蝕 設計考慮裝置停 工時反應部分進行中和清洗的臨時設施接口 4 2 2 分餾部分流程特點 4 2 2 1 分餾部分第一個塔為脫丁烷塔 塔所需熱量由塔底重沸爐提供 將 C4 4組分分至塔頂 盡量減少 塔底帶硫的可能 保證輕 重石腦油及航煤產品腐蝕合格 4 2 2 2 設輕烴吸收塔 以冷低分油為吸收油 提高液化氣回收率 4 2 2 3 油品分餾采用常壓塔 減壓塔方案 常壓塔出輕石腦油 重石腦油 航煤和柴油 減壓塔出乙烯 料和輕 中 重質潤滑油料 常壓塔和減壓塔設進料加熱爐 常壓塔 減壓塔方案可實現蠟油與柴油的清 晰分割 尤其可減少循環(huán)油中柴油產品量 避免柴油二次裂解 增加柴油收率 減壓塔操作具有靈活性 加氫裂化操作規(guī)程 9 可生產高檔潤滑油組分 4 2 2 4 熱低分油和換熱后的冷低分油分別進入脫丁烷塔的不同塔板 冷低分油依次換熱 充分回收柴油 和輕 中 重質潤滑油料物流的熱量 4 2 2 5 設低分氣脫硫設施 脫硫后低分氣進重整氫提純裝置回收氫氣 5 5 裝置生產原理裝置生產原理 原料進入裝置與氫氣混合 經加熱到一定溫度首先進入精制反應器 用床層冷氫控制合適的反應溫度 在保護劑和精制催化劑的作用下 發(fā)生加氫脫金屬 HDM 加氫脫硫 HDS 加氫脫氮 HSN 加氫脫氧 HDO 及不飽和烴 烯烴類 芳烴 的加氫飽和等反應 生成雜質很低 且氮含量 10ppm 的精制油 然 后進入裂化反應器 用床層冷氫控制合適的反應溫度 繼續(xù)在裂化催化劑和后精制催化劑作用下 發(fā)生加 氫異構化和裂化 包括開環(huán) 反應及部分精制反應 獲得所需轉化率下產品分布的裂化氣 經初步降壓降 溫分離后 大部分氣相進入循環(huán)氣系統(tǒng) 經循環(huán)機后在反應系統(tǒng)循環(huán)使用 維持反應系統(tǒng)壓力和反應系統(tǒng) 所需氫氣 為保證循環(huán)氣中的氫純度 則由新氫機不斷補充反應系統(tǒng)氫氣的不足 小部分氣相經本裝置脫 硫塔后 與重整氫一起做 PSA 原料 液相則先進入脫丁烷和脫乙烷塔 進一步氣液相分離 分離出液化氣 干氣和反應生成油 液化氣出裝置去二催化堿洗 干氣經本裝置輕烴吸收塔后 出裝置去干氣脫硫裝置 生成油先進入常壓塔 分離出輕 重石腦油 航煤 柴油和尾油 輕 重石腦油 航煤 柴油分別出裝置 而尾油則進入減壓塔 經過減壓蒸餾 生產出乙烯料 輕 中 重潤滑油 分別出裝置 其中部分的尾油 循環(huán)到原料過濾器的入口再次加氫裂化 5 1 反應原理 加氫裂化工藝過程的反應概括為兩類 加氫精制 一般指雜原子烴中雜原子的脫除反應如加氫脫金屬 HDM 加氫脫硫 HDS 加氫脫氮 HSN 加氫脫氧 HDO 及不飽和烴 烯烴類 芳烴 的加氫飽和 這些反應主要發(fā)生在單段串聯流程 的第一反應器或兩段流程的第一段 加氫裂化 烴類的加氫異構化和裂化 包括開環(huán) 反應 發(fā)生在單段串聯流程的第二反應器或兩段流 程的第二段 5 1 15 1 1 加氫精制反應加氫精制反應 5 1 1 1 加氫脫金屬 就是通過加氫工藝從重油中把含金屬的有機雜質脫除 金屬組分主要濃集在 540 以上的餾分中 石油中的金屬組分主要是釩和鎳 就餾份油加氫裂化裝置 而言 進料中還含有在原油一次加工過程中產生的鐵 一般與硫 氮 氧等雜原子以化合物或絡合物狀態(tài) 存在 在加氫脫硫 氮 氧時 也脫除了金屬 相對而言 加氫脫金屬反應進行比較容易 這些金屬組分無論以任何形式在催化劑上沉積都可能造成催化劑微孔堵塞或催化劑活性位的破壞而 導致催化劑失活 為降低床層催化劑失活速率和保證裝置長周期運行 在精制反應前部床層一般裝填大孔 徑 活性相對不高的保護劑 用于脫除進料中的金屬組分 被脫除的金屬組分在催化劑微孔 表面或間隙 間沉積 所以對保護劑床層來講 必須具備較強的容金屬性 否則將造成床層壓降在短時間內升高 嚴重 時裝置必須停工進行撇頂處理 因此 對裝置長周期運行而言要嚴格控制進料中重金屬含量 5 1 1 2 加氫脫硫 石油餾分中的硫分布規(guī)律 石油餾分中典型的含硫化物主要硫醇類 RSH 二硫化物 RSSR 硫醚類與雜 環(huán)化合物 噻吩硫 苯并苯酚 二苯并苯酚和萘苯并苯酚及其烷基衍生物等 直餾餾分中 硫的濃度一 般隨著沸點的升高而增加 但硫醇含量較高的石油 低沸點餾分的含硫量更高些 雜環(huán)硫化物在直餾餾分 中占硫化物的三分之二 在裂化餾分中硫化物基本上是雜環(huán)硫化物 石油餾分中的各類含硫化合物的 c s 鍵是比較容易斷裂的 c s 鍵斷裂后生成相應烴類和硫化氫 最 難脫除的是 4 6 位烷基二苯并噻吩 如 硫 醇 硫 醚 二硫化物 噻吩 RR H2 H2 HSS H2 RH2H2H2 S S R R HH2 H2S R R SR S R H2R S H R S 2 2H R 加氫裂化操作規(guī)程 10 有機化合物的加氫脫硫是放熱反應 基本上是不可逆的 不存在熱力學限制 隨溫度升高 平衡常 數越小 從熱力學分析較高的壓力和較低的溫度有利于加氫脫硫反應 在加氫脫硫反應過程中 不僅有機硫化物有自阻作用 同時堿性氮化物是加氫脫硫反應最強的阻滯劑 之一 5 1 1 3 加氫脫氮 石油餾分中的氮化物隨著沸點的升高而增加 在較輕的餾分中 單環(huán) 雙環(huán)雜環(huán)氮化物占支配地位 而稠環(huán)含氮化合物則濃集在較重的餾分中 氮化物可分為非堿性氮化物和堿性氮化物 氮化物是加氫反應 尤其是裂化 異構化和氫解反應的強阻滯劑 而且研究表明 油品的使用性能尤其是安定性與 HDN 深度和 氮含量有關 石油餾分中含氮化合物主要是吡咯類和吡啶類含氮雜環(huán)化合物 也有少量胺類和腈類 加氫脫氮反應涉及三類反應 雜環(huán)加氫飽和 芳烴加氫飽和 C N 鍵的氫解 最終生成烴類和氨 如胺類 吡啶 喹啉 脫氮比脫硫難 是強放熱反應 在含稠環(huán)雜環(huán)氮化屋較多的 HDN 工業(yè)實踐中 為了得到令人滿意的脫 氮率 往往采取較高的反應溫度和壓力 前者是 為了提高氫解反應速率 后者是為了提高雜環(huán)氮化物加 氫產物濃度 氮化物具有其強吸附性而對其他加氫反應具有及強的阻滯作用 而其他加氫反應只能輕度阻滯加氫脫 氮反應 在某些環(huán)境中 加氫脫硫和加氫脫氧反應實際還促進了加氫脫氮反應的進行 同時 由于氮化物 的強吸附性 其自阻滯效應和彼此阻滯效應都較明顯 5 1 1 4 加氫脫氧 石油餾分中的氧含量遠遠低于硫氮化合物 通常在 0 1 以下 有機氧化物主要以羥酸和酚類為主 加氫脫氧反應機理上一種先加氫后脫氧 與加氫脫氮相似 一種直接脫氧 與加氫脫硫相似 酚類 脫氧比羥酸困難 環(huán)烷酸 酚 S H2 N H S C4H10SH H2H2 C4H10 H2S N H2 H2 CH3 CH4 2NH2 H2 C5H12 NH3 N N H2 N H2 NH2 C3H7 H2 C3H7 NH3 RR H2 H NH2NH3 OH H2 H2O COOH 3H2 CH3 2H2O 加氫裂化操作規(guī)程 11 呋喃 原料中的硫化物對加氫脫氧反應有弱阻滯效應 氮化物對加氫脫氧反應有較強的阻滯效應 同時 氧 化物的自阻滯效應較小 5 1 1 5 不飽和烴的加氫飽和反應 直餾石油餾分加氫裂化原料中的不飽和烴主要是芳烴 基本上不含烯烴 二次加工產品作為原料時 則會有一定的烯烴甚至有一些二烯烴 但烯烴加氫反應很快 是強放熱反應 如 烯烴 二烯烴 5 1 1 6 芳烴加氫飽和 石油餾分中的芳烴主要是四類 單環(huán) 雙環(huán) 三環(huán)和多環(huán)芳烴 多環(huán)芳烴主要存在與 350 的高沸 點餾分中 中間餾分主要含前三種芳烴 其類型和含量取決于原料來源 芳烴加氫的目的在于 生產芳烴含量滿足產品規(guī)格要求的汽油 柴油和高粘溫指數的潤滑油基礎油 提供優(yōu)質的 FCC 進料和水蒸汽裂解生產乙烯的原料 芳烴加氫飽和反應是從某些含雜質原子芳香化合物中 脫除雜原子和把多環(huán)芳烴轉化為輕質餾分過程中必不可少的步驟 多環(huán)芳烴在催化劑表面強吸附可能進一 步轉化為重質縮聚芳烴并最終轉化為焦碳導致催化劑失活 芳烴除發(fā)生側鏈斷裂外 還會發(fā)生芳烴的加氫飽和反應 多環(huán)芳烴加氫反應遵循逐環(huán)加氫原則 第一 個環(huán)加氫容易 隨環(huán)數增加 難度越來越大 芳烴加氫反應是物質的量減少的可逆的放熱反應 作為放熱反應 就意味著正反應 加氫 的加氫活 化能低于其逆反應 脫氫 提高反應溫度 脫氫反應速率的增值大于加氫反應 平衡常數降低 故隨著 反應溫度的提高 芳烴轉化率會出現一個最高點 與此最高點對應的溫度就是最優(yōu)加氫溫度 低于這一溫 度為動力學控制 高于此點為熱力學控制 從熱力學角度 高溫操作不利于芳烴加氫 但作為摩爾數減少 的反應 高壓有利于加氫反應 雙環(huán)以上的聚核芳烴加氫是逐環(huán)進行的 高壓是必要的 要想在相對低的 溫度下進行 必須開發(fā)加氫活性更高的新催化劑 5 1 1 7 綜述 a 以上各反應主要發(fā)生在精制段 各反應相互抑制和促進 機理復雜 體現拉平效應 b 堿性性氮化物對加氫脫硫 加氫脫氧 芳烴加氫反應存在抑制作用 c 芳烴 多環(huán) 加氫抑制加氫脫硫 加氫脫氮 d 加氫脫硫生成 H2S 促進 C N 鍵的氫解 促進加氫脫氮和芳烴飽和 e 各反應的反應速率依次 加氫脫金屬 二烯烴加氫飽和 加氫脫硫 加氫脫氧 單烯烴飽和 加 氫脫氮 芳烴飽和 f 工業(yè)上為獲得好的產品質量 一般選用高溫高壓操作條件以達到高的雜質脫除率 5 1 25 1 2 加氫裂化反應加氫裂化反應 減壓蠟油是加氫裂化的典型進料 它是大分子鏈烷烴 單 雙 多環(huán)環(huán)烷烴 烷基單 雙 多環(huán)芳烴 及環(huán)烷 芳烴組成的復雜混合物 原料油各類烴分子的加氫裂化反應 與催化裂化過程類同 從化學反應 的角度看 加氫裂化反應是催化裂化反應疊加加氫反應 其反應歷程都遵循羰離子 正碳離子 反應機理 和正碳離子 位處斷鏈的原則 所不同的是 加氫裂化過程自始至終伴有加氫反應 加氫裂化與催化裂化的區(qū)別 只是由于加氫活性中心的存在 使其產物基本上是飽和的 主要差別是 在催化裂化條件下 多環(huán)芳烴首先吸附在催化劑表面 隨即脫氫縮合為焦碳 而使催化劑迅速失活 而在 加氫裂化條件下 多環(huán)芳烴可以以加氫飽和轉化為單環(huán)芳烴 基本上不會積碳 催化劑壽命可延長數年 5 1 2 15 1 2 1 主要特點主要特點 a 多環(huán)芳烴加氫裂化以逐環(huán)加氫 開環(huán)的方式進行 生成小分子的烷烴及環(huán)烷 芳烴 b 兩環(huán)以上的環(huán)烷烴 發(fā)生異構 開環(huán)裂解 最終生成單環(huán)環(huán)烷烴及較小分子的烷烴 c 單環(huán)芳烴 環(huán)烷烴比較穩(wěn)定 不易開環(huán) 主要是斷側鏈或側鏈異構 并富積在石腦油中 d 烷烴異構 裂化同時進行 反應生成物中的異構烴含量 一般超過其熱力學平衡值 e 烷烴的加氫裂化在其正碳離子的 位處斷鏈 很少生成 C3 以下的低分子烴 加氫裂化的液體產品 O H2 C4H10 H2O RCRC H2 CC R CRCCC RCRCCC H2 RCRC H2 RCRC Q 加氫裂化操作規(guī)程 12 收率高 f 非烴化合物基本上完全轉化 烯烴也基本全部飽和 加氫裂化的產品質量好 5 1 2 25 1 2 2 烴類的加氫裂化反應烴類的加氫裂化反應 a 烷烴 烯烴的反應 裂化反應 烷烴 烯烴生成分子更小的烷烴 CnH2n 2 H2 CmH2m 2 C c m H2 n m 2 CnH2n 2H2 CmH2m 2 C c m H2 n m 2 異構化反應 在加氫裂化過程 烷烴均發(fā)生異構化反應 從而使產物中異構烴與正構烴的比值較高 此類反應與催化劑上加氫活性與酸性活性有關 如催化劑酸性活性強 反應異構化程度高 加氫活性強 異構化則低 環(huán)化反應 烷烴 烯烴會發(fā)生部分環(huán)化而生成環(huán)烷烴 b 環(huán)烷烴的反應 環(huán)烷烴在加氫裂化催化劑上的反應主要是脫烷基 六員環(huán)的異構和開環(huán)反應 環(huán)烷正碳離子比烷烴的 正碳離子裂化困難 只有在苛刻的條件下 環(huán)烷正碳離子才發(fā)生 鍵斷裂 帶長側鏈的單環(huán)環(huán)烷烴主要發(fā)生斷鏈反應 不帶長鏈后 先異構化轉化為比原有碳原子少的環(huán)烷烴后 斷環(huán)成為相應碳原子的烷烴 環(huán)烷烴加氫裂化的兩個基本特性 大量異構化先于 鍵斷裂 環(huán)內的 C C 鍵斷裂慢 c 芳烴的反應 在裂化段 單環(huán)芳烴和斷環(huán)環(huán)烷烴多 芳烴易發(fā)生側鏈斷裂 同時發(fā)生芳香環(huán)被加氫飽和 多環(huán)芳烴很快被部分加氫成為雙環(huán)烷基苯類 易于開裂成為芳烴的側鏈 然后側鏈再斷裂 直至生成 較小分子的單環(huán)芳烴 多環(huán)烷烴也易發(fā)生開環(huán)反應生成單環(huán)烷烴 單環(huán)烷烴加氫裂化成烷烴的相對反應數率僅 0 2 基本是加氫 開環(huán) 脫烷基 在側鏈的單環(huán)環(huán)烷烴 或單環(huán)芳烴易發(fā)生側鏈斷裂反應 5 1 2 35 1 2 3 烴類的異構化反應烴類的異構化反應 異構化反應對加氫裂化加氫裂化最終產品的質量有著重要的影響 可明顯改善汽油的辛烷值和柴油 潤滑油的低溫性能 a 烷烴的加氫異構化 在雙功能催化劑上的烷烴異構化反應是通過正碳離子反應機理進行的 異構化本身是正碳離子鏈反應 的一部分 該反應包括鏈引發(fā) 正碳離子異構化和鏈傳播 鏈傳播是指烷基正碳離子與原料正烷烴分子之 間的反應 負氫離子從原料正烷烴分子中轉移到異構烷基正碳離子 后者變成異構烷烴 而原料的正構烷 烴變成正構烷基正碳離子 并在酸性位上繼續(xù)進行正碳離子的異構化反應 于是導致烷烴異構化的正碳離 子鏈反應得以傳播下處 低溫有利于異構化反應 壓力對異構化的化學平衡影響很小 b 環(huán)烷烴的加氫異構化 在雙功能催化劑上主要是五 六員環(huán)烷烴之間的相互轉化 烷基側鏈的異構烷基在環(huán)上的遷移和烷基 數目的變化 環(huán)上側鏈減少及環(huán)碳原子數減少的異構化反應為吸熱反應 但熱效應很小 平衡常數也不大 c 烷基芳烴異構化 主要有烷烴側鏈在芳環(huán)上的遷移和側鏈數目及結構的變化等 支鏈減少的烷基苯異構化反應是吸熱反應 5 25 2 蒸餾原理蒸餾原理 蒸餾是將一個液體混合物加熱 使它完全或部分汽化 并將其氣體全部或部分冷凝的過程 這種汽化 與冷凝的方式也可以重復多次進行 這樣 得到冷凝液的組成與原料油混合物有一定差別 從而實現混合 物的分離與提純 加氫裂化裝置的分餾部分就是利用反應生成物中各組分相對揮發(fā)度的不同而將其分離為 不同餾分的 反應生成油經過加熱后依次進入各分餾塔內 在塔內氣相由下而上 液相由上而下 氣 液 充分接觸 進行傳質和傳熱 液相中輕組分向氣相擴散 氣相中重組分向液相擴散 從而實現輕重組分的 分離 在塔的不同部位開出幾條側線抽出口 就可以得到不同組成的餾分 產品 5 35 3 吸收原理吸收原理 利用不同組分在特定溶劑中溶解度的不同進行組分分離的過程 即吸收 吸收是一物理過程 就其過 程而言 高壓低溫有利于吸收的進行 實際操作中也是依據此原理進行生產操作 6 6 工藝流程概述工藝流程概述 全裝置工藝流程按反應系統(tǒng) 含輕烴吸收 低分氣脫硫 分餾系統(tǒng) 機組系統(tǒng) 含 PSA 系統(tǒng) 進行 加氫裂化操作規(guī)程 13 描述 6 16 1 反應系統(tǒng)流程反應系統(tǒng)流程 減壓蠟油由工廠罐區(qū)送入裝置經原料升壓泵 P1027 A B 后 和從二丙烷罐區(qū)直接送下來的輕脫瀝 青油混合 在給定的流量和混合比例下原料油緩沖罐 V1002 液面串級控制下 經原料油脫水罐 V1001 脫水后 與分餾部分來的循環(huán)油混合 通過原料油過濾器 FI1001 除去原料中大于 25 微米的顆粒 進 入原料油緩沖罐 V1002 V1002 由燃料氣保護 使原料油不接觸空氣 自原料油緩沖罐 V1002 出來的原料油經加氫進料泵 P1001A B 升壓后 在流量控制下與混合氫混合 依次經熱高分氣 混合進料換熱器 E1002 反應流出物 混合進料換熱器 E1001A B 反應進料加熱爐 F1001 加熱至反應所需溫度后進入加氫精制反應器 R1001 R1001 設三個催化劑床層 床層間設急冷 氫注入設施 R1001 反應流出物進入加氫裂化反應器 R1002 進行加氫裂化反應 兩個反應器之間設急冷 氫注入點 R1002 設四個催化劑床層 床層間設急冷氫注入設施 R1001 反應流出物設有精制油取樣裝置 用于精制油氮含量監(jiān)控取樣 由反應器 R1002 出來的反應流出物經反應流出物 混合進料換熱器 E1001 的管程 與混合原料油換熱 以盡量回收熱量 在原料油一側設有調節(jié)換熱器管程出口溫度的旁路控制 緊急情況下可快速的降低反應 器的入口溫度 換熱后反應流出物溫度降至 250 進入熱高壓分離器 V1003 熱高分氣體經熱高分氣 混合進料換熱器 E1002 換熱后 再經熱高分氣空冷器 A1001 冷至 49 進入冷高壓分離器 V1004 為了防止熱高分氣在冷卻過程中析出銨鹽堵塞管路和設備 通過注水泵 P1002A B 將脫鹽水注入 A1001 上游管線 也可根據生產情況 在熱高分頂和熱低分氣冷卻器 E1003 前進行間歇注水 冷卻后的熱高 分氣在 V1004 中進行油 氣 水三相分離 自 V1004 底部出來的油相在 V1004 液位控制下進入冷低壓分離 器 V1006 自 V1003 底部出來的熱高分油在 V1003 液位控制下進入熱低壓分離器 V1005 熱低分氣氣 相與冷高分油混合后 經熱低分氣冷卻器 E1003 冷卻到 40 進入冷低壓分離器 V1006 自 V1005 底 部出來的熱低分油進入分餾部分的脫丁烷塔第 29 層塔盤 自 V1006 底部出來的冷低分油分成兩路 一路 作為輕烴吸收塔 T1011 的吸收油 吸收完輕烴的富吸收油品由 T 1011 的塔底泵 P 1016 再打回進冷低 分油的進脫丁烷塔線 依次經冷低分油 柴油換熱器 E1004 冷低分油 減一線換熱器 E1005A B 冷 低分油 減二線換熱器 E1014 和冷低分油 減底油換熱器 E1015 分別與柴油 減一線油 減二線油 和減底油換熱后進入脫丁烷塔第 22 層塔盤 V1004 底部排出的含硫污水 V1006 底部排出的含硫污水及分 餾部分 V1007 V1008 排出的含硫污水合并 送至裝置外 V1006 氣相先進入低分氣緩沖罐 V1022 后 進入低分氣脫硫塔 T1010 底部 脫硫使用的貧胺液 由干氣脫硫裝置提供 外來貧胺液與柴油在套管換熱器 E1024 換熱后 進入緩沖罐 V1024 經貧胺 液泵 P1017 A B 加壓后 進入低分氣脫硫塔 T1010 上部 T1010 內裝三層填料 貧胺液與低分氣在 填料塔內逆流接觸 脫除低分氣中的硫化氫 塔頂脫硫低分氣在壓控條件下去 PSA 裝置 塔底富胺液靠自 壓返回干氣脫硫裝置再生后 返回加氫裂化裝置循環(huán)使用 輕烴吸收塔 T1011 內裝兩層填料 來自脫丁烷塔 脫乙烷塔的兩股塔頂氣混合后進入塔底空間 來自反應部分的冷低分油作為吸收油進入塔頂空間 在填料內進行汽液接觸 完成吸收過程 塔頂氣體在 壓力控制下去裝置外脫硫 塔底富吸收油經富吸收油泵 P1016A B 升壓后與冷低分油混合進入脫丁烷塔 6 26 2 分餾系統(tǒng)流程分餾系統(tǒng)流程 自反應部分來的熱低分油和換熱后的冷低分油分別進入脫丁烷塔 T1001 第 28 22 層塔盤 T1001 共有 40 層浮閥塔盤 塔頂氣經脫丁烷塔頂空冷器 A1002 脫丁烷塔頂后冷器 E1009 冷卻至 40 后進 入脫丁烷塔頂回流罐 V1007 進行油 水 氣三相分離 罐中分離出的塔頂干氣在壓力控制下至輕烴吸 收塔 T1011 V1007 的油相分兩路 一路經脫丁烷塔頂回流泵 P1003A B 升壓后在流量和塔頂溫度串 級控制下作為 T1001 回流 另一路經脫乙烷塔進料泵 P1004A B 升壓后在 V1007 液位和流量串級控制 下進入脫乙烷塔 T1002 的第二段填料上部 V1007 分水包排出的含硫污水與反應部分含硫污水一起排出 裝置 脫丁烷塔底油在流量及 T1001 液位控制下作為常壓塔 T1003 的進料 T1001 熱量由塔底重沸爐 F1002 提供 脫丁烷塔底油經脫丁烷塔底重沸爐泵 P1006A B 升壓后分兩路在流量控制下進入 F1002 加熱后返回到 T1001 底部 F1002 的出口溫度由調節(jié) F1002 燃料氣量來控制 脫乙烷塔 T1002 設置 3 段散堆填料 塔頂氣相經脫乙烷塔頂冷凝冷卻器 E1010 冷卻至 40 后 進入脫乙烷塔頂回流罐 V1008 V1008 的壓力通過調節(jié)塔頂氣的排出量來控制 塔頂氣體去輕烴吸收塔 T1011 回收液態(tài)烴 V1008 液體經脫乙烷塔頂回流泵 P1005A B 升壓后全部作為塔頂回流 脫乙烷塔 采用重沸器 E 1013 汽提 汽提熱源為航煤 塔底物流經液化石油氣冷卻器 E1016 冷卻至 40 作為 液化氣送出裝置 脫丁烷塔底油分四路在流量控制下進入常壓塔進料加熱爐 F1003 加熱至 350 進入 T1003 第 53 加氫裂化操作規(guī)程 14 層塔盤 T1003 設置 60 層浮閥塔盤 爐出口的溫度由調節(jié) F1003 燃料氣量來控制 塔頂氣相經常壓塔頂空 冷器 A1003 冷卻至 54 后進入常壓塔頂回流罐 V1009 V1009 的壓力通過調節(jié)燃料氣的進入或排出 量來控制 從而使 T1003 的操作壓力恒定 由 V1009 排出的低壓燃料氣體引至火炬系統(tǒng) 由 V1009 底部抽 出的塔頂液經常壓塔頂回流泵 P1007A B 升壓后在流量和塔頂溫度串級控制下作為 T1003 的塔頂回流 V 1009 內多余的油品經輕石腦油泵 P 1026 升壓后經輕石腦油冷卻器 E1011 冷卻至 40 在流量及 V1009 液位控制下作為輕石腦油產品出裝置 V1009 分水包排出的污水進入裝置內的含油污水系統(tǒng) 重石腦油餾份自 T1003 第 15 塊板抽出 自流進入有 10 塊浮閥塔盤的重石腦油汽提塔 T1004 該 塔的進料流率由塔底液位來控制 T1004 頂油氣返回到 T1003 第 14 塊塔板 T1004 熱量由重石腦油汽提塔 底重沸器 E1007 提供 其熱源為航煤 重沸器的換熱量由熱源的旁路和進口調節(jié)閥控制 汽提后的重 石腦油產品由 T1004 底抽出 經重石腦油泵 P1008A B 升壓后經重石腦油空冷器 A1004 冷卻至 60 再進重石腦油冷卻器 E1012 冷卻至 40 后在流量控制下送出裝置 航煤餾份自 T1003 第 29 塊板抽出 自流進入有 10 塊浮閥塔盤的航煤汽提塔 T1005 該塔的進料 流率由塔底液位來控制 T1005 頂油氣返回到 T1003 第 27 塊塔板 T1005 熱量由航煤汽提塔底重沸器 E1008 提供 其熱源為常壓塔底循環(huán)油 重沸器的換熱量由熱源的旁路和進口調節(jié)閥控制 汽提后的 航煤產品由 T1005 底抽出 經航煤泵 P1009A B 升壓后依次作為重石腦油汽提塔 脫乙烷塔的重沸熱源 再經航煤空冷器 A1005 冷卻至 60 再進航煤冷卻器 E1006 冷卻至 45 后在流量控制下送出裝置 柴油餾份自 T1003 第 43 塊板抽出 一路自流進入有 10 塊浮閥塔盤的柴油汽提塔 T1006 該塔的 進料流率由塔底液位來控制 T1006 頂油氣返回到 T1003 第 41 塊塔板 T1006 塔底用 1 0MPa 過熱蒸汽汽 提 汽提后的柴油產品由 T1006 底抽出 經柴油泵 P1010A B 升壓后經冷低分油 柴油換熱器 E1004 換熱至 120 再經貧胺液加熱換熱器 E1024 后柴油空冷器 A1006 冷卻至 50 后在流量控制下送出 裝置 另一路經中段回流泵 P1025 A B 去蒸汽發(fā)生器 E1022 產 1 0MPa 后返回 T1003 第 41 層塔板 上 做為中段的回流 T1003 塔底用 1 0MPa 過熱蒸汽汽提 T1003 塔底油經尾油泵 P1011A B 升壓后分兩路 一路在流 量和塔底液位的串級控制下作為航煤汽提塔重沸器 E1008 熱源 降溫后作為循環(huán)油循環(huán)至反應部分原 料過濾器 FT 1001 的入口 另一路在 T1003 底液位控制下分成兩股進入減壓塔進料加熱爐 F1004 為了降低加熱爐出口溫度和爐管內油氣分壓 在爐管的適當部位注入蒸汽 注汽后的爐管適當擴徑 加熱 爐出口溫度由調節(jié)燃料氣量來控制 經加熱爐升溫至 375 進入減壓塔 T1007 第 4 段規(guī)整填料下 為了降低閃蒸段壓力 提高拔出率 T1007 精餾段全部采用規(guī)整填料 以保證閃蒸段壓力 70mmHg 提餾段采用 ZUPAC2 0 規(guī)整填料約 2 5 米 塔頂氣經減頂預冷器 E1022 A B 進行部分冷凝冷卻 凝液進 入減頂油水分離罐 V1010 氣體進入減頂一級抽空器 EJ1002 塔頂負壓 40 mmHg 由 EJ1002 及后部抽 空器來保持 EJ1002 用低壓蒸汽 1 0MPa 作動力 EJ1002 出來的水蒸汽和不凝氣進入減頂一級抽空冷 卻器 E1017 進行部分冷凝冷卻 凝液進入 V1010 氣體進入減頂二級抽空器 EJ1003 EJ1003 仍用低 壓蒸汽 1 0MPa 作動力 EJ1003 出口氣體進入減頂二級抽空冷卻器 E1018 進行部分冷凝冷卻 凝液 進入 V1010 氣體至常壓塔進料加熱爐 F1003 低壓火嘴燃掉 以免污染大氣 V1010 內少量污油由罐液位 控制 通過減頂污油泵 P1018 自啟動把油間斷排至污油總管 V1010 中冷凝水在界位控制下進入裝置內 含油污水系統(tǒng) 乙烯料自 T1007 塔頂第 1 段填料下部的集油箱抽出 經乙烯料泵 P1012A B 升壓 經過減頂空冷器 A1007 冷卻至 70 后 分成兩路 一路大部分乙烯料餾份在塔頂溫度和流量串級控制下作為塔頂回流 以控制塔頂溫度 另一路 作為乙烯料產品在設定的流量和第 1 段填料下部集油箱液位串級控制下送出裝 置 減一線餾分自 T1007 塔頂第 2 段填料下部的集油箱抽出 自流進入減一線汽提塔 T1008 T1008 采用 ZUPAC2 0 規(guī)整填料約 2 5 米 該塔的進料流率由第 2 段填料下部集油箱液位控制 T1008 塔頂油氣返 回到 T1007 第 2 段填料下部 T1008 塔底用 1 0MPa 過熱蒸汽汽提 經汽提的減一線餾分由減一線汽提塔底 泵 P1013A B 升壓后經減一線油 冷低分油換熱器 E1005 A B 換熱至 120 再經減一線空冷器 A1008 冷卻至 70 在設定的流量和 T1008 塔底液位串級控制下作為輕質潤滑油料送出裝置 減二線餾分自 T1007 塔頂第 3 段填料下部的集油箱抽出 自流進入減二線汽提塔 T1009 T1009 采用 ZUPAC2 0 規(guī)整填料約 2 5 米 該塔的進料流率由第 3 段填料下部集油箱液位控制 T1009 塔頂油氣返 回到 T1007 第 3 段填料下部 T1009 塔底用 1 0MPa 過熱蒸汽汽提 經汽提的減二線餾分由減二線汽提塔底 泵 P1014A B 升壓后經冷低分油 減二線油換熱器 E1014 換熱至 160 再經減二線空冷器 A1009 冷卻至 70 在設定的流量和 T1009 塔底液位串級控制下作為中質潤滑油料送出裝置 T1007 塔底用 1 0MPa 過熱蒸汽汽提 T1007 塔底油經減底油泵 P1015A B 升壓后 經冷低分油 減底油換熱器 E1015 換熱至 175 再經減底油空冷器 A1010 冷卻至 70 在塔底液位和流量的串級 加氫裂化操作規(guī)程 15 控制下作為重質潤滑油