加氫聯(lián)合裝置工藝技術(shù)規(guī)程(聯(lián)合裝置)

1、YZ254-13-31-2004揚子石油化工股份有限公司煉油廠100 萬噸/年加氫裂化裝置120 萬噸/年加氫精制裝置工藝技術(shù)規(guī)程 2004 年 7 月編制: 尤峰 朱玉旭譚金龍校對: 錢中堅 湯夕平 彭飛審審 批批 表表車間主任：車間主任：技術(shù)科長：技術(shù)科長：工藝廠長：工藝廠長：技術(shù)部長：技術(shù)部長：公司經(jīng)理：公司經(jīng)理：編寫說明編寫說明適用范圍：適用范圍：本規(guī)程依據(jù)中國石化工程建設(shè)公司、揚子石油化工設(shè)計院關(guān)于揚子石油化工股份有限公司加工 800 萬噸/年含硫原油改擴建工程的相關(guān)資料，闡述了 100 萬噸/年加氫裂化裝置和120 萬噸/年加氫精制裝置的技術(shù)特點和工藝流程，規(guī)定了 100 萬噸/年

2、加氫裂化裝置和 120萬噸/年加氫精制裝置的生產(chǎn)工序、工藝條件、產(chǎn)品與消耗、開停工操作、事故處理，設(shè)備管理和裝置 HSE 控制技術(shù)等原則。本規(guī)程僅適用于揚子石化公司煉油廠加氫車間 100 萬噸/年加氫裂化裝置和 120 萬噸/年加氫精制裝置各管理崗位和生產(chǎn)操作崗位。本規(guī)程由揚子石油化工股份有限公司煉油廠加氫車間 100 萬噸/年加氫裂化裝置和 120萬噸/年加氫精制裝置籌建組組織編制，揚子石油化工股份有限公司煉油廠生產(chǎn)技術(shù)科審定。本規(guī)程自 2004 年 12 月 21 日起開始生效，有效期 5 年。規(guī)范性引用文件規(guī)范性引用文件Q/YZG04-01-1999 工藝技術(shù)規(guī)程編寫管理Q/YZG04-

3、03-1999 工藝指標(biāo)管理Q/YZG04-06-1999 操作運行規(guī)程管理Q/YZG04-10-1999 裝置開停車管理Q/YZC-254.02.09-2004 工藝技術(shù)控制程序目目 錄錄第一部分第一部分 100100 萬噸萬噸/ /年加氫裂化裝置工藝技術(shù)規(guī)程年加氫裂化裝置工藝技術(shù)規(guī)程第一章 裝置概況.1第二章 產(chǎn)品說明.3第三章 原材料規(guī)格.5第四章 生產(chǎn)工序和工藝原理.6第一節(jié) 加氫裂化部分.6第二節(jié) 胺液再生部分.16第五章 工藝流程敘述.17第六章 工藝條件.21第七章 生產(chǎn)分析控制.24第八章 三劑化學(xué)品性質(zhì)及年耗量.26第九章 產(chǎn)品消耗定額.29第十章 環(huán)境保護.32第十一章 正

4、常開停工及異常情況處理.34第一節(jié) 裝置開工.34第二節(jié) 裝置停工.51第三節(jié) 緊急停工.61第四節(jié)裝置緊急泄壓.62第五節(jié) 裝置緊急停電現(xiàn)象及處理.63第六節(jié) 裝置公用工程系統(tǒng)事故處理.64第七節(jié) 裝置重要部位異?，F(xiàn)象及處理.67第十二章 重要機組設(shè)備的開停與維護保養(yǎng).76第一節(jié) 壓縮機和蒸汽透平.76第二節(jié) 高壓進料泵（P-53102）開停及維護保養(yǎng) .88第三節(jié) 貧胺液升壓泵（P-53104）開停及維護保養(yǎng) .91第四節(jié) 高速注水泵（P-53103）開停及維護保養(yǎng) .93第十三章 裝置 HSE 控制技術(shù).96第一節(jié) 安全知識.96第二節(jié) 安全分析與措施.98第三節(jié) 安全生產(chǎn)規(guī)程.106第

5、十四章 設(shè)備一覽表.112第十五章 裝置流程圖及關(guān)鍵設(shè)備結(jié)構(gòu)圖.124第十六章工藝技術(shù)規(guī)程的修改及補充.129第二部分第二部分 120120 萬噸萬噸/ /年加氫精制裝置工藝技術(shù)規(guī)程年加氫精制裝置工藝技術(shù)規(guī)程第一章 裝置概況.1第二章 產(chǎn)品說明.3第三章 原材料規(guī)格.4第四章 生產(chǎn)工序和工藝原理.5第五章 工藝流程敘述.9第六章 工藝條件.11第七章 生產(chǎn)分析控制.13第八章 三劑化學(xué)品性質(zhì)及年耗量.14第九章 產(chǎn)品消耗定額.16第十章 環(huán)境保護.18第十一章 正常開停工及異常情況處理.20第一節(jié) 裝置開工.20第二節(jié) 裝置停工.30第三節(jié) 緊急停工.35第四節(jié) 裝置緊急停電現(xiàn)象及處理.36第

6、五節(jié) 裝置公用工程系統(tǒng)事故處理.38第六節(jié) 裝置重要部位異?，F(xiàn)象及處理.40第十二章 重要機組設(shè)備的開停與維護保養(yǎng).44第一節(jié) 壓縮機和蒸汽透平.44第二節(jié) 高壓進料泵（P-54105）開停及維護保養(yǎng) .56第三節(jié) 貧胺液升壓泵(P-54107)開停及維護保養(yǎng).58第四節(jié) 高速注水泵（P-54106）開停及維護保養(yǎng) .60第十三章 裝置 HSE 控制技術(shù).62第一節(jié) 安全知識.62第二節(jié) 安全、消防知識.62第三節(jié) 安全生產(chǎn)規(guī)程.64第十四章 設(shè)備一覽表.65第十五章 工藝流程圖及關(guān)鍵設(shè)備結(jié)構(gòu)圖.73第十六章 工藝技術(shù)規(guī)程的修改及補充.77第三部分第三部分 附件附件1、安全閥一覽表.12、聯(lián)鎖

7、設(shè)定一覽表.43、可燃氣體和硫化氫報警儀分布圖.54、控制儀表一覽表.6加氫裂化裝置工藝技術(shù)規(guī)程加氫裂化裝置工藝技術(shù)規(guī)程第一部分第一部分 100100 萬噸萬噸/ /年加氫裂化裝置工藝技術(shù)規(guī)程年加氫裂化裝置工藝技術(shù)規(guī)程加氫裂化裝置工藝技術(shù)規(guī)程- 1 -第一章第一章 裝置概況裝置概況一、概況揚子石油化工股份有限公司（簡稱 YPC）100 萬噸年中壓加氫裂化裝置采用石油化工科學(xué)研究院開發(fā)的 RMC（中壓加氫裂化）技術(shù)，由中國石化工程建設(shè)公司承包設(shè)計，中國石化集團第二建設(shè)公司承建，是揚子石油化工股份有限公司加工 800 萬噸/年含硫原油改擴建工程的主體工程。該裝置技術(shù)先進、工藝復(fù)雜，以第二套常減壓裝

8、置（加工中東高含硫原油為主）的減一線、減二線油為原料生產(chǎn)優(yōu)質(zhì)重整原料，中間餾份油，同時生產(chǎn)優(yōu)質(zhì)尾油作乙烯裂解原料。裝置設(shè)計年操作時數(shù) 8000 小時，連續(xù)生產(chǎn)時間可達 3 年。加氫裂化裝置由反應(yīng)系統(tǒng)、分餾系統(tǒng)、胺液再生系統(tǒng)以及公用工程部分組成。裝置投資概算 35154 萬元，計劃于 2005 年 1 季度投產(chǎn)。二、裝置主要技術(shù)特點1、本裝置采用石油化工科學(xué)研究院 RMC 加氫裂化技術(shù)，可以得到芳潛達 55%的石腦油，低硫、低氮、低芳烴含量的柴油，BMCI 低于 12 的尾油，本裝置不生產(chǎn)噴氣燃料。2、本裝置采用石油化工科學(xué)研究院開發(fā)的 RN2 和 RT1 催化劑，有工業(yè)應(yīng)用經(jīng)驗，技術(shù)先進可靠。

9、催化劑的硫化采用干法硫化，催化劑的再生采用器外再生。3、原料油經(jīng)自動反沖洗過濾器進入反應(yīng)系統(tǒng)，避免了催化劑床層過早出現(xiàn)壓降，延長了操作周期。4、為減少原料油在換熱器、加熱爐爐管和反應(yīng)器中結(jié)焦，原料緩沖罐采用氮氣保護，避免原料油與空氣接觸生成聚合物；貧胺液及反應(yīng)注水均采用氮氣保護，防止其與空氣接觸。5、本裝置采用雙劑串聯(lián)單段一次通過的工藝流程，反應(yīng)部分采用國內(nèi)成熟的爐前混氫技術(shù)，反應(yīng)器進料混氫后分兩路進反應(yīng)加熱爐，具有操作方便，流程簡化，流速快、停留時間短，有利于傳熱的特點。6、本裝置為了減小設(shè)備及管線的腐蝕，提高循環(huán)氫的氫純度，設(shè)置了循環(huán)氫脫硫系統(tǒng)。7、反應(yīng)器為熱壁結(jié)構(gòu)，內(nèi)設(shè)三個催化劑床層，床

10、層間設(shè)冷氫盤，采用中國石化工程建設(shè)公司開發(fā)的新型反應(yīng)器內(nèi)件及急冷箱專有技術(shù)，使反應(yīng)器流體、溫度分布均勻。8、為防止銨鹽析出堵塞管路與設(shè)備，在反應(yīng)流出物空冷器和反應(yīng)流出物/原料油換熱器(E53103B)的上游均設(shè)有脫鹽水注入點。加氫裂化裝置工藝技術(shù)規(guī)程- 2 -9、分餾部分采用雙塔汽提，先由脫硫化氫汽提塔脫除硫化氫及粗液化氣，然后再在產(chǎn)品分餾塔中切割出輕石腦油、重石腦油、柴油和加氫尾油。主分餾塔設(shè)重石腦油和柴油側(cè)線汽提塔。在分餾系統(tǒng)設(shè)脫硫化氫汽提塔，脫除從反應(yīng)系統(tǒng)來油中的硫化氫，可以降低裝置分餾系統(tǒng)設(shè)備的等級和投資，提高產(chǎn)品質(zhì)量。三、節(jié)能措施1、采用中國石化工程建設(shè)公司開發(fā)的雙殼程換熱器和絲堵管

11、箱軋制翅片管空冷器，提高換熱器傳熱系數(shù)，改善系統(tǒng)壓降，節(jié)省能耗和占地面積。2、本裝置在高低分之間設(shè)有液力透平回收能量，用以驅(qū)動反應(yīng)進料泵，可以降低正常用電負荷，降低能耗。3、運用空氣預(yù)熱管技術(shù)以提高加熱爐的熱效率至 90%。4、裝置的設(shè)計能耗為 44.86Kg 標(biāo)油/噸原料。 加氫裂化裝置工藝技術(shù)規(guī)程- 3 -第二章第二章 產(chǎn)品說明產(chǎn)品說明一、產(chǎn)品流向加氫裂化裝置的產(chǎn)品有：輕石腦油、重石腦油、柴油、尾油、干氣和液化氣。名稱 用途輕石腦油 乙烯裂解裝置原料重石腦油 芳烴重整裝置原料柴油 全廠柴油產(chǎn)品的調(diào)和組分尾油 乙烯裂解裝置原料干氣 氣體脫硫裝置液化氣 第二套常減壓裝置二、產(chǎn)品性質(zhì)表 2-1

12、主要產(chǎn)品性質(zhì)（運轉(zhuǎn)初期） 油品名稱項目輕石腦油重石腦油柴油尾油密度（20） ，g/cm30.6550.7570.8240.835 凝點，-1234總硫，g/g10.53050總氮，g/g0.50.5510餾程，D-86D-86D-86D-1160初餾點188318437410%2610120638630%3011323840950%3412726942870%4314130744890%53155345482終餾點65165365510RON/MON83/81-芳烴潛含量，m%-55-十六烷指數(shù) D4737-56-BMCI 值-9.9加氫裂化裝置工藝技術(shù)規(guī)程- 4 -表 2-2 主要產(chǎn)品性質(zhì)（

13、運轉(zhuǎn)末期） 油品名稱 項目輕石腦油重石腦油柴油尾油密度（20） ，g/cm30.6560.7580.8290.839 凝點，-1234總硫，g/g10.53050總氮，g/g0.50.5510餾程，D-86D-86D-86D-1160初餾點188318437410%2610120638630%3011323840850%3412726842770%4314130644790%53155344481終餾點65165365510RON/MON83/81-芳烴潛含量，m%-56-十六烷指數(shù) D4737-53-BMCI 值-11.9 加氫裂化裝置工藝技術(shù)規(guī)程- 5 -第三章第三章 原材料規(guī)格原材料規(guī)格

14、1、本裝置加工的原料油為二套常減壓裝置生產(chǎn)的減一線、減二線混合油。表 3-1 原料油主要性質(zhì)原料油名稱混合原料限制指標(biāo)密度（20）,g/cm30.9063-硫, wt%2.162.5氮, g/g7701000殘?zhí)? wt%-0.20C7 不溶物, g/g-100總金屬含量, g/g-2.0Fe, g/g-1.0水含量, g/g-300Cl, g/g-1餾程 ASTMD-1160, 初餾點29810%36738030%41050%42142570%44090%47295%489500終餾點507515 2、補充氫氣 裝置所需的氫氣（補充氫）由公司氫氣管網(wǎng)提供。 補充氫組成（設(shè)計）： 純度（v%）

15、 96.0 O2(v%) 0.3 CO+CO2(mg/m3) 30 CO(mg/m3) 10加氫裂化裝置工藝技術(shù)規(guī)程- 6 -第四章第四章 生產(chǎn)工序生產(chǎn)工序和工藝原理和工藝原理第一節(jié)第一節(jié) 加氫裂化加氫裂化部分部分一、生產(chǎn)方法及工藝路線裝置為單段一次通過反應(yīng)流程，加氫精制反應(yīng)器與加氫裂化反應(yīng)器串聯(lián)，新鮮原料與裂化催化劑接觸前，首先經(jīng)精制催化劑預(yù)處理，將其有機氮化物含量降到控制范圍后進入裂化反應(yīng)器。生成油進入高壓分離器，進行氣液分離后，液體送入分餾系統(tǒng)，氣體由循環(huán)氫壓縮機壓縮后循環(huán)使用。二、加氫裂化化學(xué)反應(yīng)原理 中壓加氫裂化裝置的精制部分，是除去 VGO 餾分油中的硫化物、氮化物、氧化物，使烯烴

16、和稠環(huán)芳烴飽和；裂化部分目的是將重油大分子加氫裂化成小分子，使得產(chǎn)物中氫含量提高、硫和氮含量進一步降低、輕中質(zhì)產(chǎn)品生成、尾油餾分的 BMCI 值降低，從而獲得優(yōu)質(zhì)的重整料、柴油和乙烯料。本工藝使用的催化劑既有加氫精制催化劑，又有加氫裂化催化劑，因此在該工藝中發(fā)生的化學(xué)反應(yīng)幾乎包羅了餾分油加氫過程的所有平行順序反應(yīng)綜合過程。這些反應(yīng)有：含硫、含氮、含氧化合物等非烴類的加氫分解反應(yīng)；烷烴的加氫裂化反應(yīng)；環(huán)烷烴的開環(huán)反應(yīng)；烷烴和環(huán)烷烴的異構(gòu)化反應(yīng)；烯烴和芳烴的加氫飽和反應(yīng)；烷基芳烴的斷鏈反應(yīng)；在上述反應(yīng)之外，還存在著由分解產(chǎn)物進行二次反應(yīng)生成縮合物的可能性，引起催化劑上的碳沉積量增加。在多數(shù)情況下，

17、縮合反應(yīng)的中間產(chǎn)物是稠環(huán)芳烴。一定溫度下，采用較高的氫分壓將會降低這類中間產(chǎn)物的濃度，從而減少催化劑上焦炭的生成。溫度的升高有利于生成中間產(chǎn)物，催化劑表面積炭增加。原料油中的稠環(huán)分子濃度越高，焦炭的生成也就越多。以上這些反應(yīng)進行的深度和速度除了與原料的化學(xué)組成有關(guān)外，與催化劑的性能和反應(yīng)條件有密切的關(guān)系。1、 加氫脫硫(HDS)反應(yīng)加氫裂化裝置工藝技術(shù)規(guī)程- 7 -加氫脫硫是加氫過程最重要的化學(xué)反應(yīng)之一。在加氫過程中餾分油中含硫化合物在氫氣及催化劑存在下轉(zhuǎn)化成 H2S 和烴類產(chǎn)物，使硫脫除。餾分油中的含硫化合物類型主要包括脂肪族類和非脂肪族(噻吩)類硫化物，非脂肪族類硫化物又可以按照分子中含苯

18、環(huán)的多少而分為噻吩類、苯并噻吩類、二苯并噻吩類等硫化物。各類硫化物在餾分油中的分布是不同的。脂肪族類硫化物是指硫原子不在噻吩環(huán)上的硫化物。該類包括硫化物、二硫化物及硫醇。通常在餾分油中很少有硫化物和二硫化物，但多種硫醇卻可能存在，特別是直餾餾分油中。大多數(shù)脂肪族類硫化物是最容易脫除的硫化物，尤其是硫醇類，但要全部脫除卻是困難的。這可能是因為較大的多分支的分子受空間障礙所致。因此，把這類硫化物歸入中等反應(yīng)一組中。噻吩類是最易反應(yīng)的硫化物。該類還包括噻吩核上帶烷基側(cè)鏈的化合物。噻吩的沸點約為 84C，有烷基側(cè)鏈時沸點可達 100C 以上，但一般低于 200C。因此，在較重的餾分油中噻吩類的含量不高

19、，但在煤油及較輕的油中噻吩類含量較高。苯并噻吩類在中間餾分油中的含量很高。苯并噻吩很容易反應(yīng)，它的簡單異構(gòu)體如甲、乙基苯并噻吩也很易反應(yīng)。二苯并噻吩類屬于三環(huán)芳烴含硫化物，根據(jù)取代基的情況它們的反應(yīng)性能有很大差別。例如，二苯并噻吩(DBT)本身、或者帶有非 位(相對于硫原子而言)取代基時，其反應(yīng)性能屬于中等。當(dāng)甲基或乙基處于 位上時，則對反應(yīng)有空間障礙作用。在兩個 位都有取代基時，則很難脫硫，如 4,6-DMDBT 的脫硫活性比 DBT 低 10 倍。有取代基的二苯并噻吩類硫化物的沸點高于 330C，因此，該類硫化物大都存在于重餾分油中。餾分油中硫化物類型及其含量隨餾分分布的變化情況對餾分油的

20、加氫脫硫有明顯影響。原料油餾分越重，就含有越多的烷基取代的 DBT，脫硫也就越困難。對于深度脫硫來說這一點就越加明顯。對于多數(shù)含硫化合物來說，在相當(dāng)大的溫度和壓力范圍內(nèi)，其脫硫反應(yīng)的化學(xué)平衡常數(shù)都是相當(dāng)大的，也就是說，在加氫過程反應(yīng)中可以達到很高的化學(xué)平衡轉(zhuǎn)化率。但是這并不等于是在加氫過程中其脫硫率必然會很高，因為在平衡轉(zhuǎn)化率很高時，只有當(dāng)反應(yīng)速率高時才有可能達到很高的脫硫率?；蛘哒f，在實際的加氫過程中，對大多數(shù)含硫化合物來說，決定脫硫率高低的因素是反應(yīng)速率，而不是化學(xué)平衡。2、 加氫脫氮(HDN)反應(yīng)加氫脫氮是加氫裂化工藝中加氫精制段最重要的化學(xué)反應(yīng)。在加氫精制過程中氮化物在氫氣及催化劑存在

21、下轉(zhuǎn)化為 NH3和烴，而使氮脫除。加氫裂化裝置工藝技術(shù)規(guī)程- 8 -中壓加氫裂化工藝中精制段的首要任務(wù)之一是要克服在中壓下脫除含氮化合物的困難而達到較好脫氮水平，因為氮化合物對含分子篩的加氫裂化催化劑是一種毒物，它會吸附在加氫裂化催化劑的活性中心，減弱裂化催化劑的活性，并進而引起結(jié)焦，從而嚴(yán)重影響加氫裂化催化劑的功能發(fā)揮。因此在加氫裂化工藝中都要將加氫精制生成油中的氮含量作為一個日常生產(chǎn)的控制指標(biāo)。本裝置設(shè)計精制反應(yīng)器出口生成油中的總氮含量不高于 20ppm。直餾餾分油中的氮化物一般是以雜環(huán)氮化物形式存在的，其中有五員環(huán)和六員環(huán)。最常見的有吡啶、喹啉、吡咯、吲哚、咔唑及其衍生物。這些常見的氮化

22、物的結(jié)構(gòu)可見表 4-1。餾分油中除了表 4-1 中所列的一些典型氮化物以外還有一些非雜環(huán)氮化物，主要是脂肪族胺類和腈類，其含量較少。與雜環(huán)氮化合物相比，這些非雜環(huán)化合物是比較容易脫除的。當(dāng)餾分變重時，一方面氮化物含量增加，另一方面多環(huán)雜氮原子化合物大量出現(xiàn)。氮化物按其氮原子在分子中是否有孤對電子而分為堿性氮化物和非堿性氮化物二大類，由于堿性氮化物中氮雜原子存在有自由的孤對電子，更容易吸附在酸性活性中心，因此對催化劑的毒性更大。表 4-1 中間餾分油中典型的氮化物結(jié)構(gòu)吡咯吲哚二氫吲哚吡啶咔唑苯胺喹啉10-氮雜蒽異喹啉苯并-10-氮雜蒽 大量的研究表明，一般雜環(huán)氮化物的加氫脫氮反應(yīng)首先是雜環(huán)飽和(

23、即加氫)，然后是 C-N 鍵斷裂(即氫解)，最后從生成的胺類或苯胺類中間化合物中以 NH3的形式脫氮。在某些情況下，雜環(huán)氮化物與其衍生物的熱力學(xué)平衡能夠限制和影響總的加氫脫氮反應(yīng)的速度。因此，與加氫脫硫不同，熱力學(xué)平衡問題將關(guān)系到脫氮反應(yīng)的工藝條件及催化劑的選擇問題。如吡啶的加氫脫氮反應(yīng)：NNH2NN加氫裂化裝置工藝技術(shù)規(guī)程- 9 -對于上式反應(yīng)，如果步是反應(yīng)速度的控制步驟，那么生成的哌啶立即反應(yīng)，在這種情況下，與步達不到平衡，這種情況下與步的化學(xué)平衡對總的加氫脫氮沒有影響；然而，如果步是速度控制步驟，則與步可以達到平衡，在這種情況下，哌啶的氫解(步)速度代表總的加氫脫氮反應(yīng)速度，其數(shù)值大小決

24、定于與反應(yīng)溫度有關(guān)的速度常數(shù)以及環(huán)飽和的平衡常數(shù)。當(dāng)反應(yīng)溫度增加，速度常數(shù)增加，但是與步的平衡常數(shù)下降，從而降低了哌啶的分壓。因此，隨著反應(yīng)溫度的增加，總的加氫脫氮速度有一極大值。應(yīng)該指出的是，這一極大值的反應(yīng)溫度與操作壓力有關(guān)。壓力越高，達到極大值的溫度也越高，這一極大值的數(shù)值也越大。在相當(dāng)高的壓力下吡啶與哌啶之間的平衡限制已經(jīng)不再存在。這也說明了壓力對加氫脫氮的影響較為敏感的原因。和 HDS 反應(yīng)相似，HDN 反應(yīng)速度與氮化物的分子結(jié)構(gòu)和分子大小有關(guān)。苯胺、烷基胺等非雜環(huán)化合物的反應(yīng)速度比雜環(huán)氮化合物快得多。對單體化合物研究得出的規(guī)律同樣適用于餾分油的加氫反應(yīng)。在同樣的反應(yīng)條件下，隨著原料

25、油餾程變重，脫總氮率和脫堿氮率隨之下降，而且脫堿氮率下降幅度更大一些。高沸點餾分油脫氮之所以困難，主要是因為餾分的沸點越高，氮化物的分子也越復(fù)雜，更多的氮化物是屬于芳香型雜環(huán)堿性氮化物。這些高沸點化合物一方面由于分子量增加導(dǎo)致空間位阻作用增加，使反應(yīng)物難以接近催化劑表面活性中心，另一方面，由于競爭性吸附，已吸附上的堿性氮化物也抑制了它們自身的反應(yīng)速度。有些原料油沸點越高含氮量也越高，因其自身抑制作用的結(jié)果，為了達到同樣的脫氮率則需要更苛刻的操作條件。很可能這是隨著原料油沸點增加使加氫脫氮變得更加困難的主要原因之一。3、 烯烴和芳烴的加氫飽和反應(yīng)在直餾餾分油中烯烴較少。烯烴的加氫速度很快，不需要

26、很高的反應(yīng)深度。對于烯烴加氫而言，分子量愈小，愈容易加氫，正構(gòu)烯烴比異構(gòu)烯烴易于加氫。烯烴的加氫飽和反應(yīng)如下：R-CH=CH-R+ H2 R-CH2-CH2-R芳烴中的芳香核十分穩(wěn)定，很難直接開環(huán)。在一般條件下，帶有烷基側(cè)鏈的芳烴只是在側(cè)鏈連接處斷裂，而芳香環(huán)則保持不變。大分子的稠環(huán)及多環(huán)芳烴只有在芳香環(huán)加氫飽和后才能進一步發(fā)生隨后的裂化反應(yīng)。芳香環(huán)的加氫飽和是強烈的放熱反應(yīng)。這樣一來，芳烴的加氫反應(yīng)在熱力學(xué)上就顯得不利。芳烴和稠環(huán)芳烴的加氫反應(yīng)見表 4-2。從表 4-2 中可以看到以下規(guī)律：(a)芳烴加氫反應(yīng)加氫裂化裝置工藝技術(shù)規(guī)程- 10 -的平衡常數(shù)隨溫度升高而減小；(b)在 60070

27、0K 范圍內(nèi)，芳環(huán)完全加氫飽和反應(yīng)的平衡常數(shù) Kp 隨芳烴分子中芳環(huán)數(shù)的增加而降低；(c)對稠環(huán)芳烴，第一個環(huán)加氫的 Kp 較大，第二個環(huán)加氫的 Kp 次之，全部芳環(huán)加氫的 Kp 值最小，例如，600K 時，不同深度加氫的 Kp 值的比值大約為 1:10-2:10-7；(d)在 600K 以上，芳烴加氫飽和反應(yīng)的平衡常數(shù)都較小，因而必須在較高的壓力下才能有利于提高平衡轉(zhuǎn)化率；(e)從表中的相對反應(yīng)速度常數(shù)數(shù)據(jù)可見，稠環(huán)芳烴的第一個芳香環(huán)的加氫飽和是比較容易的，其反應(yīng)速率常數(shù)比苯的要大一個數(shù)量級；而其最后剩下的一個芳香環(huán)的加氫飽和是比較困難的，其反應(yīng)速率與苯的接近。帶有烷基側(cè)鏈的芳香環(huán)的加氫飽和

28、反應(yīng)平衡常數(shù)值比不帶烷基側(cè)鏈的要低，反應(yīng)速度也要慢。表 4-2 芳烴加氫反應(yīng)平衡常數(shù)4、 烷烴的加氫裂化反應(yīng)烷烴在加氫裂化條件下都是生成分子量更小的烷烴，其通式為：CnH2n+2 + H2 CmH2m+2 + Cn-mH2(n-m)+2烷烴的加氫裂化是通過正碳離子反應(yīng)機理進行的。烷烴大分子首先在加氫裂化催化劑的金屬中心脫氫形成烯烴分子，烯烴分子再在催化劑的酸性中心得到氫質(zhì)子而形成正碳離子，正碳離子進行位 C-C 鍵斷裂而生成較小的正碳離子和烯烴。形成的小分子烯烴可以繼續(xù)上述反應(yīng)裂化成更小的分子，也可以在金屬中心上加氫后成為烷烴分子；形成的正碳離子既可lg Kp反 應(yīng)500K600K700K 相

29、對反應(yīng) 速率常數(shù)+3H22.11-1.64-4.361.0 2H20.75-1.50-3.1023.0 2.40-3.80-8.202.5H2-0.10-2.30-3.8513.8+4H2-0.30-4.60-7.754.67 H-0.10-9.89-13.402.9加氫裂化裝置工藝技術(shù)規(guī)程- 11 -以進行斷鏈反應(yīng)，也可以在酸性中心上失去一個氫質(zhì)子而變成烯烴，并經(jīng)加氫反應(yīng)成為烷烴。因此，加氫裂化反應(yīng)中，加氫裂化催化劑的加氫活性與酸性活性要很好的配合。如果加氫活性過強，就會使二次裂化反應(yīng)過于受抑制；而當(dāng)酸性活性過強時，則會使二次裂化反應(yīng)過于強烈，反應(yīng)產(chǎn)物中較小分子及不飽和烴增多，嚴(yán)重時還會造成

30、生焦。 5、 異構(gòu)化反應(yīng) 在加氫裂化過程中，烷烴和烯烴均會發(fā)生異構(gòu)化反應(yīng)，從而使加氫產(chǎn)物中異構(gòu)烴與正構(gòu)烴的比值較高。烷烴和烯烴的異構(gòu)化反應(yīng)也是在雙功能催化劑上進行的。圖 4-1 是正庚烷異構(gòu)化反應(yīng)途徑。由圖 4-1 可見，此反應(yīng)雖然是在氫壓下進行，但是氫并未進入反應(yīng)的化學(xué)計量中，在反應(yīng)完成后氫氣并沒有消耗。因此，這一過程也稱作為臨氫異構(gòu)化。反應(yīng)產(chǎn)物的異構(gòu)化與催化劑的加氫活性和酸性活性有關(guān)。當(dāng)催化劑的酸性活性相對較高時，產(chǎn)物的異構(gòu)化程度也相對較高；而當(dāng)催化劑的加氫活性相對較高時，則產(chǎn)物的異構(gòu)化程度就較低些。圖 4-1 正庚烷的加氫異構(gòu)化反應(yīng)途徑 2. 6、環(huán)烷烴的加氫裂化反應(yīng)單環(huán)環(huán)烷烴在加氫裂化

31、條件下發(fā)生異構(gòu)化、斷環(huán)、脫烷基側(cè)鏈的反應(yīng)，會發(fā)生不顯著的脫氫反應(yīng)，例如：金屬中心n-C7H16+H+n-C7H14酸性中心n-C7H15+正碳離子異構(gòu)化+H2i-C7H16-H+i-C7H14i-C7H15+金屬中心酸性中心C H3n6H1i C61+ H+H加氫裂化裝置工藝技術(shù)規(guī)程- 12 -帶長鏈的單環(huán)六員環(huán)烷烴在高活性催化劑上進行加氫裂化反應(yīng)時，主要是發(fā)生斷側(cè)鏈反應(yīng)。六員環(huán)比較穩(wěn)定，較少發(fā)生斷環(huán)。短側(cè)鏈單六員環(huán)烷烴直接斷鏈或斷環(huán)的很少，它的分解主要是先通過異構(gòu)化反應(yīng)生成的五員環(huán)衍生物的斷環(huán)產(chǎn)物。單環(huán)環(huán)烷烴的加氫裂化反應(yīng)機理可以用羰離子反應(yīng)來說明。雙環(huán)或多環(huán)環(huán)烷烴在加氫裂化條件下，六員環(huán)直

32、接斷開的可能性也很小，與單環(huán)環(huán)烷烴類似，它也是首先異構(gòu)化生成五員環(huán)的衍生物然后再斷環(huán)。雙環(huán)環(huán)烷烴的環(huán)是依次斷開的，首先是進行一個環(huán)的斷開和異構(gòu)化，生成環(huán)戊烷的衍生物。當(dāng)反應(yīng)繼續(xù)進行時，第二個環(huán)也發(fā)生斷環(huán)反應(yīng)。雙環(huán)環(huán)烷烴的加氫裂化產(chǎn)物中還會含有聯(lián)環(huán)戊烷。表 4-3 列出了十氫萘在不同催化劑上進行加氫裂化反應(yīng)的產(chǎn)物組成。表 4-3 中的催化劑活性自左至右依次增強，裂化活性增高，液體生成油收率也依次降低。雙環(huán)環(huán)烷烴的加氫裂化反應(yīng)也是按羰離子機理進行，因此十氫萘加氫裂化生成的氣體中含C4 和 C3 多，其中 C4：C3：C2 的比例為 50：15：1，且 C4 餾分中異丁烷多。 表 4-3 十氫萘加氫

33、裂化產(chǎn)物的組成催化劑WS2+NiS/Al2O3WS2WS2/白土生成油收率，wt%98.065.060.0反應(yīng)產(chǎn)物組成，%烷烴-43.227.2環(huán)戊烷類0.822.031.7環(huán)己烷類4.25.67.7聯(lián)環(huán)戊烷4.99.910.8氫化茚3.55.53.4十氫萘86.613.87.5芳烴-11.77、芳烴的加氫裂化反應(yīng)如前所述，芳烴中的芳香核非常穩(wěn)定，很難以直接斷裂開環(huán)，因此單環(huán)芳烴在加氫裂化反應(yīng)條件下通常發(fā)生的是烷基側(cè)鏈的斷裂，而芳香核則保持不變，即脫烷基反應(yīng)。大分子的稠環(huán)芳烴及多環(huán)芳烴只有在芳香核加氫飽和之后才能開環(huán)并進一步發(fā)生隨后的裂化反應(yīng)。而多環(huán)芳烴又較為容易被部分飽和，其被飽和的環(huán)易于開

34、裂成為芳烴的側(cè)鏈，然后側(cè)鏈再斷裂，直至成為較小分子的單環(huán)芳烴。因此，在加氫裂化工藝中，反應(yīng)產(chǎn)物的重餾加氫裂化裝置工藝技術(shù)規(guī)程- 13 -分中基本上不含芳烴，是優(yōu)質(zhì)的乙烯裂解原料；而石腦油餾分中富含單環(huán)芳烴，是優(yōu)質(zhì)的重整料。三、加氫反應(yīng)熱 加氫過程中主要發(fā)生的反應(yīng)有加氫脫硫、加氫脫氮、烯烴飽和、芳烴飽和、環(huán)烷烴開環(huán)、烷烴裂化等，這些反應(yīng)均是放熱反應(yīng)。因此，在絕熱反應(yīng)器的設(shè)計狀態(tài)下，加氫裂化反應(yīng)器內(nèi)從催化劑床層入口到出口之間必然會產(chǎn)生一定的溫度升高，通常叫作床層溫升。 由于大部分的加氫反應(yīng)在動力學(xué)上隨溫度升高而反應(yīng)速度加快，反應(yīng)溫度提高有利于反應(yīng)的進行。因此，一旦催化劑床層出現(xiàn)溫升、反應(yīng)溫度提高后

35、，又會加快反應(yīng)的進行，放出更多的反應(yīng)熱，反過來引起更大的催化劑床層溫升。如此循環(huán)往復(fù)，極易引起催化劑床層的超溫。為了避免這種情況的發(fā)生，在反應(yīng)器設(shè)計時就要考慮催化劑床層的高度，當(dāng)催化劑床層的溫升超過某一特定的界限時，就要使反應(yīng)“中止”，利用冷氫將反應(yīng)物冷卻下來，降低反應(yīng)速度。在本裝置的反應(yīng)器溫度控制中，規(guī)定加氫精制催化劑床層的正常操作溫升不超過 25C。如果溫升超過 25C 時需采取降低催化劑床層入口溫度的措施；如催化劑床層溫升超過30C，并有繼續(xù)升高的趨勢時，一方面繼續(xù)用冷氫降低催化劑床層入口溫度，另一方面降低反應(yīng)器入口溫度直至停止加熱爐加熱。規(guī)定加氫裂化催化劑床層的正常操作溫升最好不超過

36、10C，如果溫升超過 12C 時需采取降低催化劑床層入口溫度的措施；如催化劑床層溫升超過 15C，并有繼續(xù)升高的趨勢時，一方面繼續(xù)用大量冷氫降低催化劑床層入口溫度，另一方面可采用降低反應(yīng)器入口溫度直至停止加熱爐加熱、反應(yīng)器卸壓等措施。由于加氫裂化裝置的進料組成極其復(fù)雜，加氫過程發(fā)生的反應(yīng)也極其復(fù)雜。各種類型反應(yīng)的放熱量不同，同一類型反應(yīng)，各種不同結(jié)構(gòu)的化合物加氫反應(yīng)放出的熱量也不盡相同。因此，給反應(yīng)熱的計算帶來了很大的困難。在本裝置的設(shè)計過程中，反應(yīng)熱的計算采用了對同一類反應(yīng)的反應(yīng)放熱取一平均值的方法。總反應(yīng)熱的計算公式為：HEATR = 14000*DAN + 40000*DFN + 140

37、00*(MOLF-DPK) + 45000*DOO + 4000*DPN + 30000*DFS式中：HEATR 為單位反應(yīng)熱，BTU/摩爾新鮮進料；DAN、DFN、MOLF、DPK、DOO、DPN、DFS 分別表示單位摩爾新鮮進料基準(zhǔn)時，加氫脫芳烴、加氫脫氮、加氫裂化、烯烴飽和、加氫脫硫等反應(yīng)的碳原子或雜原子數(shù)變化量。四、工藝操作條件對反應(yīng)的影響加氫裂化裝置工藝技術(shù)規(guī)程- 14 -反應(yīng)溫度 反應(yīng)溫度是加氫裂化反應(yīng)中必須嚴(yán)格控制的一個工藝參數(shù)。由于加氫裂化反應(yīng)的活化能比較高，因此提高反應(yīng)溫度，可使加氫裂化速度加快，從而使反應(yīng)產(chǎn)物中低沸點組成含量增加，環(huán)烷烴含量下降，異構(gòu)烷烴與正構(gòu)烷烴比例下降。

38、反應(yīng)溫度過高，加氫的平衡轉(zhuǎn)化率會下降；反應(yīng)溫度過低，則裂化反應(yīng)速度過慢，為了充分發(fā)揮催化劑效能和適當(dāng)提高反應(yīng)速度，需保持一定的反應(yīng)溫度，反應(yīng)溫度取決于催化劑性能，產(chǎn)品性能和原料性質(zhì)。原料中有機氮化物的存在會使催化劑的酸性和活性下降，為了保持所需反應(yīng)深度，則必須提高反應(yīng)溫度。通常在運轉(zhuǎn)初期，催化劑活性較高，反應(yīng)溫度可以適當(dāng)?shù)鸵恍?。運轉(zhuǎn)后期，由于催化劑表面積炭增加，催化劑活性下降，為了保持一定的裂化深度，則反應(yīng)溫度就要逐步提高一些。加氫裂化是一個大量放熱的反應(yīng)過程。反應(yīng)溫度增加則反應(yīng)速度加快，釋放出來的反應(yīng)熱也相應(yīng)增加，因此，必須通過在各床層注入冷氫來控制催化劑床層溫度，以保護催化劑。反應(yīng)壓力 反

39、應(yīng)壓力是影響加氫精制和加氫裂化反應(yīng)的主要因素之一。反應(yīng)壓力的實際因素是氫分壓。氫分壓提高，可促進加氫精制與裂化反應(yīng)的進行，所得的產(chǎn)品含硫、氮減少，更重要的是可減少結(jié)焦，保持催化劑活性，提高催化劑的穩(wěn)定性。反應(yīng)器中的氫分壓等于氣相各個組分中氫氣所占的體積百分?jǐn)?shù)與反應(yīng)壓力之積（即氫純度與反應(yīng)壓力之積） 。本裝置設(shè)計補充氫純度確定為 96%。本裝置反應(yīng)器入口壓力為12.0MPa(g)，入口氫分壓設(shè)計值是 10.0MPa(g)?？账?體積空速度是每小時通過反應(yīng)器內(nèi)進料體積與催化劑體積之比，單位 m3 /hrm3即 h-1。允許空速越高，則裝置處理能力越大。事實上空速不能無限制提高，是由原料油的性質(zhì)，催

40、化劑的活性以及產(chǎn)品要求的加工深度來決定的。當(dāng)原料油及催化劑品種決定后，在同一操作條件下，如空速過高（即進料量過高） ，則原料油及催化劑的接觸時間太短，加工深度不夠，轉(zhuǎn)化率降低達不到質(zhì)量要求；如空速過低（即進料量過低） ，則原料油及催化劑的接觸時間長，加工深度增加，不需要的氣體增加，此時如果不采取降溫措施，催化劑結(jié)焦也增加，另外，空速過低，反應(yīng)器容積利用率太低，在經(jīng)濟上是不合理的。所以空速是根據(jù)催化劑的數(shù)量、進料流量以及反應(yīng)要求的深度，通過中型實驗，按照最合理的經(jīng)濟效益確定的。為了防止催化劑結(jié)焦，操作中要求先提量后提溫，先降溫后降量?？账偈羌託淞鸦磻?yīng)中要求苛刻的一個參數(shù)，加氫精制反應(yīng)器（R-5

41、3101）催化劑是在加氫裂化裝置工藝技術(shù)規(guī)程- 15 -脫氮的基礎(chǔ)上來確定空速的，而加氫裂化反應(yīng)器（R-53102）中的催化劑是根據(jù)其單程轉(zhuǎn)化率來確定空速的。本裝置設(shè)計精制劑空速為 0.85 h-1，裂化劑空速為 1.65 h-1。氫油體積比氫油體積比有兩種，其一是反應(yīng)器入口的氫油比，其二是總冷氫油比。反應(yīng)器入口氫油比是每小時通過反應(yīng)器內(nèi)氫氣（循環(huán)氫氣+新氫）體積與每小時通過的原料油體積之比（單位為 Nm3 /m3） ?？偫錃溆腕w積比是每小時通入反應(yīng)器的總冷氫氣體積總和與每小時通過的原料油體積之比。在加氫反應(yīng)器中只有一部分氫氣起反應(yīng)，大部分氫氣仍以自由狀態(tài)存在。采用高氫油比，可提高氫分壓，有利

42、于傳質(zhì)和加氫反應(yīng)的進行，在一定范圍內(nèi)防止油料在催化劑表面結(jié)焦。不過，氫油比也不能過大，氫油比過大，原料與催化劑的接觸時間縮短，反過來又不利于加氫反應(yīng)，加氫深度下降，系統(tǒng)壓降也增加，增加動力消耗并增加投資和操作費用，在正常生產(chǎn)條件下，氫油比的少量波動對產(chǎn)品質(zhì)量和收率影響不明顯。本裝置 R-53101 入口氫油比設(shè)計值為 700Nm3 /m3 ，假如不能維持設(shè)計的氫分壓，必須降低進料量，以減少催化劑結(jié)炭。原料性質(zhì)由于進料性質(zhì)對整個加氫反應(yīng)影響很大，所以在操作時應(yīng)盡量保證進料符合要求，以確保催化劑能有較長的壽命。在加氫反應(yīng)中，進料中的重金屬會沉積在催化劑的微孔中，引起活性區(qū)的中毒和孔隙堵塞。一般說來

43、，進料中的鐵是催化劑的污染物，它大多是從系統(tǒng)帶來的，不但會使催化劑失去活性，還會堵塞催化劑間的空隙而增加床層壓力降，嚴(yán)重時甚至被迫使裝置過早停工，更換催化劑（或撇頭） 。這種堵塞情況一般發(fā)生在精制反應(yīng)器頂部床層，為盡量避免出現(xiàn)此現(xiàn)象，需要保證進料金屬含量在操作控制指標(biāo)內(nèi)，除定期分析進料中的金屬含量，掌握進料性質(zhì)外，在流程中設(shè)立進料過濾器，濾去大部分雜質(zhì)，以盡量減少雜質(zhì)進入催化劑床層。 進料中的氮、硫等含量高時，需要提高反應(yīng)溫度，以使產(chǎn)品達到要求的硫、氮含量。第二節(jié)第二節(jié) 胺液再生胺液再生部分部分一、生產(chǎn)方法、工藝技術(shù)路線從柴油加氫精制裝置循環(huán)氫脫硫塔塔底及中壓加氫裂化裝置循環(huán)氫脫硫塔塔底來的富

44、胺液進入富胺液閃蒸罐降壓閃蒸，閃蒸后的富胺液由罐底排出，進入胺液再生塔進行胺液再生，閃蒸氣與低分氣合并去芳烴。胺液再生塔塔頂酸性氣經(jīng)冷卻后進入再生塔頂回流罐進行氣液加氫裂化裝置工藝技術(shù)規(guī)程- 16 -分離，塔頂回流罐頂部出來的酸性氣送去裝置外硫磺回收裝置?；亓鞴迌?nèi)液體由再生塔頂回流泵升壓后作為再生塔的頂部回流。再生后的胺液（貧胺液）由再生塔底泵抽出進入貧胺液儲罐，儲罐中的貧胺液用貧胺液進料泵抽出，經(jīng)貧胺液冷卻器冷卻至 55后送入循環(huán)氫脫硫系統(tǒng)的貧胺液緩沖罐。緩沖罐出來的貧胺液分成兩路，一路去加氫裂化裝置貧胺液升壓泵，另一路去加氫精制裝置貧胺液升壓泵，升壓后的貧胺液分別返回聯(lián)合裝置的循環(huán)氫脫硫塔

45、。二、胺液再生基本原理吸收了硫化氫的富胺液隨溫度上升可以解析出 H2S，從而使胺液得以再生。 富胺液解析硫化氫反應(yīng)式如下：CH3-NH2(CH2CH2OH) 2S CH3-N(CH2CH2OH) 2+H2S在高溫低壓時，MDEA 溶液呈酸性，解析（再生）出 H2S，從而達到脫除 H2S 的目的。解析出 H2S 后的 MDEA 溶液循環(huán)使用。上述反應(yīng)式說明，平衡溶液的 H2S 的負荷與溫度有關(guān)，當(dāng) MDEA 濃度一定時，平衡溶液的 H2S 負荷隨溫度升高而下降，因此，吸收推動力 P 為：P=平衡溶液中 H2S 負荷-實際溶液 H2S 負荷當(dāng)溫度高時，平衡溶液的 H2S 負荷低、P 小、容易解析

46、H2S。因此，在 H2S 解析時，MDEA 的溫度控制高（125-130） ，有利于解析。三、操作因素分析壓力壓力低容易再生，然而再生塔的壓力應(yīng)考慮下游設(shè)備、管線的阻力降，還要考慮硫回收裝置入口需要的控制壓力。因此，再生塔壓力應(yīng)維持在設(shè)計值 0.11MPa。溫度再生溫度高，脫除 H2S 效果好，但蒸汽消耗高、設(shè)備腐蝕嚴(yán)重。再生溫度應(yīng)根據(jù)再生效果、操作壓力、設(shè)備材質(zhì)來確定，一般控制在 120-130。第五章第五章 工藝流程敘述工藝流程敘述一、反應(yīng)部分裝置的補充氫由芳烴廠（制氫裝置和催化重整裝置）或烯烴廠（乙烯裝置）提供。新氫在去共用的補充氫壓縮機入口分液罐(D-53107)以前與溢返氫混合，在分

47、液罐將新氫夾帶的加氫裂化裝置工藝技術(shù)規(guī)程- 17 -液體分出。離開分液罐后氣體進入新氫壓縮機(K-53101A,B)，經(jīng)三級壓縮升壓后與循環(huán)氫壓縮機(K-53102)出口的循環(huán)氫混合成為混合氫。新氫在壓縮機(K-53101A,B)的第一級壓縮到大約 4.3Mpa(g)，而后經(jīng)級間水冷器冷卻至 40，在一級出口分離器中分離出冷凝液。接著氣體以同樣方式經(jīng)第二和第三級進一步被壓縮至 13.7MPa(g)，進入反應(yīng)系統(tǒng)。來自原料油罐區(qū)(G-37、38)的混合減壓蠟油由原料油升壓泵(P-53101A,B)抽出進入本裝置，經(jīng)原料油尾油換熱器(E-53208)的殼程換熱至約 90，再經(jīng)自動反沖洗原料油過濾器

48、(SR-53101)過濾后(除去原料中大于 25m 的固體顆粒雜質(zhì))進入原料油緩沖罐(D-53102)，反沖洗液由過濾器排出后進入污油系統(tǒng)。原料油緩沖罐(D-53102)出來的原料油經(jīng)反應(yīng)進料泵(P-53102A,B)抽出升壓，在流量控制下與混合氫(新氫和循環(huán)氫)混合，然后油氣混合進料分別經(jīng)反應(yīng)流出物混氫油換熱器(E-53103A,B 和 E-53101)的殼程換熱后進入反應(yīng)進料加熱爐(F-53101)加熱，為了控制入爐溫度，設(shè)置了換熱器旁路。反應(yīng)加熱爐(F-53101)加熱混合料至反應(yīng)所需溫度后進入到加氫精制反應(yīng)器(R-53101)，精制反應(yīng)器設(shè)置了三個催化劑床層，床層間設(shè)有急冷氫。精制反應(yīng)

49、產(chǎn)物經(jīng)注冷氫調(diào)整至裂化反應(yīng)所需溫度后進入加氫裂化反應(yīng)器(R-53102)，裂化反應(yīng)器設(shè)置了三個催化劑床層，床層間設(shè)有急冷氫。在加氫精制和裂化反應(yīng)器中，混氫原料油在催化劑作用下，進行脫硫，脫氮、脫氧、烯烴飽和、芳烴飽和及裂化等反應(yīng)。反應(yīng)產(chǎn)物分別經(jīng)反應(yīng)產(chǎn)物混氫油進料換熱器(E-53101)的管程、反應(yīng)產(chǎn)物分餾塔進料換熱器(E-53102)的管程和反應(yīng)產(chǎn)物混氫油進料換熱器(E-53103A,B)的管程換熱，溫度降至 140左右，然后經(jīng)高壓空冷器(A-53101)冷卻到 50后進入冷高壓分離器(D-53103)。為了防止反應(yīng)生成的 H2S 和 NH3在低溫下生成銨鹽結(jié)晶析出，堵塞空冷器，在反應(yīng)產(chǎn)物進入

50、空冷器前連續(xù)注入軟化水或脫鹽水以溶解銨鹽。同時在反應(yīng)產(chǎn)物混氫油進料換熱器(E-53103A,B)的管程入口處間斷進行注水。由于加氫精制和加氫裂化是放熱反應(yīng)，為了控制反應(yīng)溫度，在反應(yīng)器床層之間設(shè)有注冷氫點。反應(yīng)產(chǎn)物在冷高壓分離器(D-53103)中進行氣、油、水三相分離，自 D-53103 頂部出來的富氫循環(huán)氣進入氣液凝聚分離器(D-53108)，通過將氣流旋轉(zhuǎn)上升使液滴富集并凝聚分出，避免過多的烴液進入循環(huán)氫脫硫塔，分離出烴液后的富氫循環(huán)氫進入循環(huán)氫脫硫塔(C-53101)底部。循環(huán)氫脫硫塔內(nèi)裝 20 層塔盤，由塔底上升的富氫氣體與由塔頂下流的胺液(MDEA 溶液)在塔中逆流接觸，氣體中的 H

51、2S 被胺液吸收。自循環(huán)氫脫硫塔(C-53101)頂部出來的循環(huán)氫進入循環(huán)氫壓縮機入口分液罐(D-53105)，分離出夾帶的液體，然后經(jīng)循環(huán)氫壓縮機(K-53102)升壓循環(huán)使用，除部分用作冷氫外，其余與來自補充氫壓縮機(K-53101)的補充氫混合，再與原料油混合返回到反應(yīng)系統(tǒng)。另外，循環(huán)氫壓縮機(K-53102)設(shè)有防喘振回路。如果循環(huán)加氫裂化裝置工藝技術(shù)規(guī)程- 18 -氫帶液，應(yīng)立即采取消泡等措施，嚴(yán)重時可適當(dāng)減少進循環(huán)氫脫硫塔的循環(huán)氫量，部分走跨線，加強對循環(huán)氫壓縮機入口分液罐的排液。循環(huán)氫脫硫所用貧胺液來自胺液再生系統(tǒng)。自 D-53103 中部出來的高分油在高分液位控制下先經(jīng)高壓進料

52、泵的能量回收液力透平(HT-53101)降壓回收能量，或直接經(jīng)調(diào)節(jié)閥降壓，進入到低壓分離器(D-53104)，進行氣液分離。高壓分離器(D-53103)底部排出的酸性水與低壓分離器(D-53104)底部排出的酸性水經(jīng)降壓后送至裝置外酸性水汽提設(shè)施進行汽提。低壓分離器(D-53104)閃蒸出的含硫氣體(低分氣)與脫硫化氫汽提塔(C-53201)塔頂閃蒸出的含硫氣體一起送出裝置去干氣脫硫，低分氣也可去芳烴氫氣回收裝置回收氫氣。低壓分離器的液相（低分油）去分餾部分。二、分餾部分低分油先后經(jīng)柴油硫化氫汽提塔進料換熱器(E-53206A,B)的殼程、中段回流硫化氫汽提塔進料換熱器(E-53209A,B)

53、 的殼程和尾油硫化氫汽提塔進料換熱器(E-53207A,B) 的殼程換熱后進入脫硫化氫汽提塔(C-53201)的第 20 層塔盤，C-53201 設(shè)有 26 層塔盤，塔底用過熱蒸汽汽提。塔頂分出含硫氣體及一小部分粗液化氣組分，塔頂油氣經(jīng)脫硫化氫汽提塔頂空冷器(A-53201)和塔頂水冷器(E-53201)冷卻至 40后進入脫硫化氫汽提塔頂回流罐(D-53201)，進行氣液分離，D-53201 閃蒸出的含硫氣體在壓力控制下送出裝置去干氣脫硫；D-53201 中部的油經(jīng)脫硫化氫汽提塔頂回流泵(P-53201A,B)抽出，一部分打入硫化氫汽提塔頂作為回流，塔頂溫度采用頂溫與回流量串級控制，另一部分在

54、回流罐液位控制下作粗液化氣送出裝置；D-53201 底部的少量含硫污水在回流罐界位控制下送出裝置，去裝置外酸性水汽提設(shè)施進行汽提。脫硫化氫汽提塔(C-53201)塔底油用塔底泵(P-53202A,B)抽出，經(jīng)反應(yīng)進料加熱爐(F-53101)的對流段及反應(yīng)產(chǎn)物分餾塔進料換熱器(E-53102)的殼程換熱后進入分餾塔進料加熱爐(F-53201)加熱，加熱到 360后進入產(chǎn)品分餾塔(C-53202)第 8 層塔盤。分餾塔進料加熱爐為四路進料，脫硫化氫汽提塔液位與分餾塔進料加熱爐進料量實施串級控制。爐出口溫度采用與燃料氣壓力串級控制。分餾塔設(shè)有 49 層塔盤，塔底用過熱蒸汽汽提。分餾塔設(shè)兩個側(cè)線塔，分

55、別為重石腦油汽提塔(C-53203)和柴油汽提塔(C-53204)。分餾塔(C-53202)塔頂油氣經(jīng)塔頂空冷器(A-53202)冷卻至 40后進入分餾塔頂回流罐(D-53202)進行氣液分離。D-53202 采用脫硫后燃料氣或氮氣做氣封氣，壓力控制為分程調(diào)節(jié)，排氣至低壓火炬總管。D-53202 中部的油用分餾塔頂回流泵(P-53203A,B)抽出，一部分返回塔頂作回流用（頂溫與回流量實行串級控制） ，另一部分作為輕石腦油產(chǎn)品在回流罐液位控制下送出裝置。D-53202 底部排出的含硫污水用冷凝水泵(P-53208A,B)抽出，這部分酸性水既可直接去裝置注水罐(D-53106)作注水回用，也可外

56、送酸性水汽提設(shè)施進行汽提。加氫裂化裝置工藝技術(shù)規(guī)程- 19 -分餾塔(C-53202)的中段循環(huán)回流從塔的第 19 層塔盤，用中段回流泵(P-53206A,B)抽出，經(jīng)中段回流硫化氫汽提塔進料換熱器(E-53209A,B)的管程冷卻后返回分餾塔第 21 層塔盤。重石腦油餾分由分餾塔(C-53202)側(cè)線第 39 層塔盤自流至重石腦油汽提塔(C-53203)，在重石腦油汽提塔液位控制下調(diào)整入塔量。C-53203 設(shè)有 8 層塔盤，塔底用柴油加熱重沸(E-53203)，底溫通過與流經(jīng)重沸器的柴油流量串級控制。C-53203 塔頂油氣返回分餾塔(C-53202)的第 40 層塔盤，汽提塔底的重石腦油

57、用重石腦油汽提塔底泵(P-53204A,B)抽出，經(jīng)重石腦油空冷器(A-53203)和水冷器(E-53205)冷卻至 40，在流量控制下送出裝置。輕柴油餾分由分餾塔(C-53202)側(cè)線第 19 層塔盤自流至柴油汽提塔(C-53204)，在柴油汽提塔液位控制下調(diào)整入塔量。C-53204 設(shè)有 8 層塔盤，塔底用尾油加熱重沸(E-53204)，底溫通過與流經(jīng)重沸器的尾油流量串級控制。C-53204 塔頂油氣返回分餾塔(C-53202)的第 22 層塔盤，汽提塔底的輕柴油用柴油汽提塔底泵(P-53205A,B)抽出，經(jīng)重石腦油汽提塔底重沸器(E-53203)、柴油脫硫化氫汽提塔進料換熱器(E-53

58、206A,B)的管程和柴油空冷器(A-53204)冷卻至 50，在流量控制下送出裝置。分餾塔(C-53202)底部尾油由分餾塔底泵(P-53207A,B)抽出，經(jīng)柴油汽提塔底重沸器(E-53204)、尾油硫化氫汽提塔進料換熱器(E-53207A,B)的管程、原料油尾油換熱器(E-53208)的管程和尾油空冷器(A-53205)冷卻至 85，在分餾塔液位控制下送出裝置。三、富胺液再生部分這一部分為聯(lián)合裝置共用。從 120 萬噸年柴油加氫精制裝置循環(huán)氫脫硫塔(C-54101)塔底及 100 萬噸年中壓加氫裂化裝置循環(huán)氫脫硫塔(C-53101)塔底來的吸收了 H2S 的富胺液進入富胺液閃蒸罐(D-5

59、4107)降壓閃蒸，閃蒸后的富胺液由 D-54107 底部排出，經(jīng)貧富胺液換熱器 (E-53301A,B) 的管程換熱升溫后進入胺液再生塔(C-53301)第 22 層塔盤，進行胺液再生，閃蒸氣與低分氣合并去芳烴，閃蒸罐的液位與進塔量實施串級控制。C-53301 設(shè)有 26 層塔盤，C-53301 塔頂富含H2S 的酸氣經(jīng)空冷器(A-53301)和水冷器(E-53302)冷卻到 40后進入再生塔頂回流罐(D-53301)進行氣液分離，D-53301 頂部出來的酸性氣在壓力控制下送去硫磺回收裝置。D-53301 罐底液體由再生塔頂回流泵(P-53301A,B)升壓后作為再生塔(C-53301)的

60、頂部回流。再生后的胺液(貧胺液)由再生塔底泵(P-53302A,B)抽出經(jīng)貧富胺液換熱器 (E-53301A,B)的殼程換熱降溫至 90左右，再經(jīng)貧胺液空冷器(A-53302)降溫至 60左右后在再生塔液位控制下進入貧胺液儲罐(D-53303)，D-53303 中的貧胺液用貧胺液進料泵(P-53303A,B)抽出，經(jīng)貧胺液冷卻器（E-53105）冷卻至 55后送入循環(huán)氫脫硫系統(tǒng)的貧胺液緩沖罐(D-53109)，加氫裂化裝置工藝技術(shù)規(guī)程- 20 -緩沖罐設(shè)有液位控制回路，控制入罐量。緩沖罐(D-53109)出來的貧胺液分成兩路，一路去加氫裂化裝置貧胺液升壓泵(P-53104A,B)，另一路去加氫