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加氢裂化操作规程

加氢裂化操作规程
加氢裂化操作规程

120万吨/年加氢裂化装置操作规程

海南实华炼油化工有限公司

二〇二一年三月

目录

第一章概述1

第一节装置概况1

第二节原料和产品

第三节物料平衡

第四节工艺流程说明

第五节主要操作条件

第六节能耗、公用工程及辅助材料消耗

第七节装置内外关系

第八节分析控制

第九节工艺卡片

第二章化学反应原理、催化剂及影响因素

第一节反应原理

第二节催化剂

第三节影响因素

第三章正常开工程序

第一节开工准备工作

第二节开工前的设备检查

第三节反应系统氮气气密、烘干催化剂

第四节催化剂装填

第五节催化剂干燥

第六节急冷氢和紧急泄压试验

第七节催化剂预硫化

第八节切换原料油和调整操作

第九节原料分馏系统气密

第十节原料分馏系统冷油运

第十一节分馏系统热油运及进油操作

第四章正常操作法

第一节反应部分正常操作

第二节分馏部分正常操作

第三节循环氢脱硫操作

第四节加热炉操作

第五节空气预热系统操作

第六节热工部分操作

第七节原料油过滤器操作

第五章装置正常停工程序

第六章循氢机操作规程

第一节开机条件

第二节开机前的检查工作

第三节润滑油系统的检查、准备及润滑油系统循环的建立第四节封油系统的检查、准备及封油系统循环的建立

第五节机组本体的检查

第六节压缩机机组的启动

第七节正常停机

第八节正常维护与巡检项目

第九节故障原因及处理

第七章新氢压缩机操作规程

第一节概述

第二节开机

第三节停机

第四节机组切换

第五节故障分析及处理

第六节1401-K-101气量无级调节系统的操作及事故处理

第八章机泵操作法

第一节高压离心泵

第二节液力透平操作法

第三节普通离心泵操作法

第四节液下泵操作法

第五节高压注水泵操作法

第六节普通柱塞泵

第七节计量泵

第九章事故处理

第一节事故处理总则

第二节生产操作事故处理

第三节动力事故处理

第四节事故处理后的开工操作

第十章安全、环保和职业卫生

第一节岗位安全责任

第二节安全规定

第三节预防职业中毒

第四节防毒器具使用

第五节消防器材的使用

第六节安全用火的规定

第七节装置开停工的安全规定

第八节装置检修的安全规定

第九节........................................................ 防止硫化氢中毒有关规定

附表:

1、安全阀一览表

2、设备一览表

3、工艺原则流程图

4、平面布置图

第一章概述

第一节装置概况

海南炼油化工有限公司120×104 t/a加氢裂化装置采用FRIPP研制的FF-20和FC-14双剂串联尾油全循环的加氢裂化工艺,由中国石化工程建设公司(SEI)进行项目总承包。加工原料油为阿曼原油和文昌原油4:1的混合原油的减一线、减二线和减三线混合蜡油。所需氢气来自全厂氢气管网和渣油加氢装置PSA部分。

1、装置规模

本装置设计规模为120×104t/a,年开工时数为8400小时(即年满负荷生产350天)。

2、装置组成

装置由反应(包括新氢、循环氢压缩机和循环氢脱硫)、分馏和吸收稳定等部分组成,此外还包括系统热工除氧部分。

反应部分:原料油通过加氢裂化反应转化为液态烃、轻石脑油、重石脑油、柴油等产品。由原料预处理、加氢精制反应器、加氢裂化反应器、反应进料加热炉、新氢压缩机、循氢压缩机、余热锅炉等系统组成。

分馏部分:将反应部分来的生成油分馏为气体、液化石油气、轻石脑油、重石脑油、柴油及尾油(未转化油)等产品。由脱硫化氢塔、产品分馏塔、柴油汽提塔、石脑油分馏塔、吸收脱吸塔和石脑油稳定塔等组成。

3、装置技术特点

本装置采用双剂串联尾油全循环的加氢裂化工艺。反应部分采用国内成熟的炉前混氢方案;分馏部分采用脱硫化氢塔+常压塔出柴油方案,采用分馏进料加热炉;吸收稳定部分采用重石脑油作吸收剂的方案;循环氢脱硫部分采用MDEA作脱硫剂的方案;催化剂的硫化采用干法硫化;催化剂的钝化采用低氮油注氨的钝化方案;催化剂再生采用器外再生方案。

4、装置主要设备

本装置共有设备约166台(套),其中:

反应器2台

加热炉3座

塔器7台

容器23台

换热器24台

空冷器34片

压缩机4台

泵38台

过滤器1套

其它小型设备30台

装置主要设备一览表见规程后附表。

5、装置占地

加氢裂化装置的总面积为11016.75m2。

装置内除生产设备外,还设有高、低压配电室。DCS、ITCC和SIS机柜室与渣油加氢装置共用。

第二节原料和产品

一、原料

加工的原料油为阿曼油和文昌油4:1的混合原油的减一线(355~390℃)、减二线(390~440℃)和减三线(440~520℃)混合而成。愿料主要性质列于表2-1;所需补充氢来自制氢和PSA装置,补充氢性质见表2-2;燃料气来自全厂燃料气管网。

1、混合原料油性质

混合性质由石油化工科学研究院提供。

2、补充氢气性质

温度:40℃

压力:2.0MPa(G)

3、反应注水

反应注水是由装置外提供的除盐水(或纯净污水),也可用脱氧水。水质指标见表1-3。

二、产品

根据抚顺石油化工科学研究院提供的数据,产品质量预计如下:

第三节物料平衡

第四节工艺流程说明

一、反应部分

(工艺流程图见-??)

原料油从蒸馏装置或罐区进入原料缓冲罐(D-101),经升压泵(P-101)升压后,再经过过滤(SR-101),进入滤后原料油缓冲罐(D-101)。原料油经反应进料泵(P-102)升压后与混合氢混和,混氢原料油与反应产物换热(E-101),然后进入反应进料加热炉(F-101)加热。混氢原料油在反应进料加热炉内加热至所需的温度后进入加氢精制反应

器(R-101),然后进入加氢裂化反应器(R-102),在催化剂的作用下,进行加氢反应。催化剂床层间设有控制反应温度的急冷氢。反应产物经与混氢原料油换热后,进入热高压分离器(D-103)。

装置外来的补充氢由新氢压缩机(K-101)升压后与循环氢混和。混和氢先与热高分气进行换热,再和原料油混和。

从热高压分离器分离出的液体(热高分油)先经液力透平(HT-101)降压回收能量,或经调节阀降压,减压后进入热低压分离器进一步在低压将其溶解的气体闪蒸出来。气体(热高分气)与冷低分油和混合氢换热,最后由热高分气空冷器(A-101)冷却至55℃左右进入冷高压分离器,进行气、油、水三相分离。为防止热高分气中NH3和H2S在低温下生成铵盐结晶析出,堵塞空冷器,在反应产物进入空冷器前注入除盐水。

从冷高压分离器分离出的气体(循环氢),经循环氢脱硫后进入循环氢压缩机分液罐缓冲(D-108),由循环氢压缩机(K-102)升压后,返回反应部分同补充氢混合。循环氢脱硫所用贫胺液来自渣油加氢。自循环氢脱硫塔底出来的富胺液去渣油加氢富胺液闪蒸罐闪蒸。从冷高压分离器分离出的液体(冷高分油)减压后进入冷低压分离器,继续进行气、油、水三相分离。冷高分底部的含硫污水减压后送出装置至污水汽提装置处理。从冷低压分离器分离出的气体(低分气)至脱硫部分;液体(冷低分油)经与热高分气换热后进入H2S汽提塔,含硫污水减压后送出装置至污水汽提装置处理。从热低压分离器分离出的气体(热低分气)经过水冷冷却后至冷低压分离器,液体(热低分油)直接进入H2S汽提塔。

二、分馏部分

(工艺流程图见-??)

自反应部分来的生成油进入脱硫化氢塔(C-201),塔底用重沸炉(F-201)加热。脱硫化氢塔顶油气经空冷、水冷后进入脱硫化氢塔顶回流罐(D-201)。回流罐顶气体送至吸收脱吸塔(C-205);液相则大部分经脱硫化氢塔顶回流泵送回脱硫化氢塔顶作为回流,小部分送至吸收脱吸塔二中段回流入口;含硫污水送至装置外污水汽提装置处理。脱硫化氢塔底油进入分馏塔进料加热炉(F-202)加热至分馏所需要的温度进入分馏塔(C-202)。分馏塔底吹入过热蒸汽。分馏塔塔顶汽相经分馏塔顶空冷器冷凝冷却后进入分馏塔回流罐(D-202)。液体部分作为塔顶回流经分馏塔顶回流泵打到分馏塔塔顶,部分至石脑油分馏塔(C-204)分出轻重石脑油,轻石脑油出装置,重石脑油冷却后一部分去吸收脱吸塔,一部分出装置。冷凝水经分馏塔顶冷凝水泵送至注水罐回收利用。分馏塔设两个侧线抽出,分别为轻、重柴油,去柴油侧线汽提塔(C-203)。柴油产品在柴油汽提塔中被汽提后依次经石脑油分馏塔底重沸器、稳定塔进料换热器,吸收脱吸塔底重沸器、脱氧水与柴油换热器和柴油空冷器换热冷却后送出装置;从分馏塔底抽出的油品为循环油,由分馏塔底泵抽出依次经稳定塔底重沸器、尾油蒸汽发生器,循环回原料缓冲罐。

分馏塔设有一个中段回流,发生1.0MPa(G)和0.5MPa(G)蒸汽分出的部分为二中回流,经中段回流泵抽出换热后返回塔内。

脱丁硫化氢塔顶气在吸收脱吸塔内,经吸收液化气组分后,被送至装置外干气脱硫部分脱硫。塔底油与柴油换热器进入石脑油稳定塔(C-206)。吸收脱吸塔所需要的热量由塔底重沸器提供。吸收脱吸塔还设两个中段回流经中段回流泵抽出,由中段回流冷却器取走热量。石脑油稳定塔顶油气经冷却后进入塔顶回流罐。液相大部分作为回流打回稳

定塔顶,小部分作为液化气送出装置脱硫。石脑油稳定塔底油为混合石脑油,返回石脑油分馏塔。

三、联锁及紧急处理说明

该装置是在高温、高压、临氢条件下操作,危险性大,所以装置设置了消防蒸汽、反应系统紧急放空、压缩机停机机体放空等设施。联锁保护设有0.7MPa/min和1.4MPa/min两个紧急泄压系统。当重大事故出现时,可自动(亦可手动)启动0.7MPa/min的泄压系统。当特别危急的情况下,可以手动启动1.4MPa/min的泄压系统,以使装置安全地停下来。装置联锁说明如下:

1.反应进料泵(1401-P-102/A.B)及液力透平(1401-HT-101)

(其中P-102A与液力透平HT-101搭配)

(1)反应进料泵(1401-P-102)

●反应进料泵停,自动关闭燃料气线上的阀门,加热炉熄火,长明灯保留。

●当滤后原料油缓冲罐底切断阀UV-0601全开时,泵才能启动,否则任何开泵按钮均无效。

当紧急情况需关闭切断阀UV-0601时,同时停泵,相关联锁动作自动发生。

●无论任何情况下停泵P-102A,均应联锁关闭液力透平切断阀(UV-0703),停液力透平。

迅速自动切换热高分至热低分液位开关,投用调节阀LV-1201。

●按动停泵按钮,停泵,同时关闭出口电动阀ZHV-0701A/B。

●滤后原料油缓冲罐设液位低低联锁停泵。

●当泵润滑油压力低低时,应实现自动停泵,同时关闭出口电动阀ZHV-0701A/B。

●设置进料低低流量切断联锁保护。当泵出口流量(FE-0702)低低时,关闭出口切断阀

UV-0601,停泵。相关联锁动作发生。

●泵入口流量低低联锁停泵。流量信号FT-0701A低低联锁停泵P-102A,流量信号FT-0701B

低低联锁停泵P-102B。

●在控制室和现场各设置手动停泵按钮,现场按钮要求距泵15米。

●控制室设有电动阀阀位状态显示(DCS)。

●在控制室设关闭电动阀按钮,设置在辅助操作台上,当按下时可从控制室手动关闭出口

阀。

●泵及液力透平本身的联锁,以泵厂资料为准。

(2)液力透平(1401-HT-101)

●热高分D-103液位低低时,联锁关闭热高分底切断阀(UV-1201)及液力透平HT-101入

口切断阀(UV-0703)。液面恢复后,开启热高分底切断阀(UV-1201),先投用热高分至热低分调节阀LV-1201。在热高分液面未正常时,不允许启动液力透平。

●液力透平超速时报警,如仍不能恢复正常,自动将液力透平与进料泵连轴节脱开,自动

关闭液力透平进口切断阀UV0703。自动切换投用热高分至热低分调节阀LV-1201。

●反应进料泵P-102/A停泵,应联锁关闭液力透平进口切断阀,停液力透平。

●启动0.7MPa紧急泄压时,应联锁关闭液力透平进口切断阀,停液力透平。

●润滑油压力低低时,应实现自动停机。

●在控制室设有三位式联锁切换开关,功能为联锁复位、自动和切除。

●泵及液力透平本身的联锁,以泵厂资料为准。

2.反冲洗污油泵(1401-P-107/A.B)

●当D-113液面达到一定高度时,泵P-107/A或P-107/B自启动,打开出口切断阀UV-0501A

或UV-0501B。

●当液面继续上涨到一定高度时,启动备泵,即两泵同时操作。

●当液面降到启动泵的高度时,备用泵自停,即一台泵操作。

●当液面降到一定高度时,泵P-107/A或P-107/B自动停,关闭泵出口切断阀。

●整个联锁设置一个旁路开关,用于解除联锁或维护仪表。

3.反应进料加热炉(1401-F-101)

●设置炉出口高温保护联锁。当炉出口温度超高或燃料气压力低低时,关闭燃料气线上的

切断阀UV-0901,加热炉熄火,长明灯保留。如燃料气压力继续降低,切断长明灯。

●当紧急放空或循环氢压缩机事故停机时,联锁关闭燃料气线上的阀门UV-0901,加热炉

熄火,长明灯保留。

●在操作室和现场各设一个停燃料气按钮,现场按钮要求距加热炉15米。

●反应进料泵停,关闭燃料气线上的阀门,加热炉熄火(长明灯保留)。

●当泵出口流量(FE-0702)低低时,联锁关闭出口切断阀(UV-0601)的同时,关闭燃料气

线上的切断阀UV-0901,加热炉熄火,长明灯保留。

●当混氢流量(FE-1201)低低时,联锁关闭燃料气线上的阀门,加热炉熄火,长明灯保留。

●控制室设停燃料气按钮,设置在辅助操作台上,当按下时可从控制室手动停燃料气。

●加热炉和余热回收系统自身联锁方案由加热炉专业提供,但须由工艺专业确认。

4.循环氢压缩机(1401-K-102)

●当出入口电动阀(ZHV-2003和ZHV-2102)和反飞动线上的Y型单向截止电动阀(ZHV-2101)

能全开时,循环氢压缩机才有条件启动,否则任何开机按钮均无效。

●当循环氢压缩机正常运行中,出入口电动阀不能关闭,所有关闭出入口电动阀的按钮均

无效。

●在循环氢压缩机正常运行中,如果按动任何一个停机按钮引起停机,或者由于其它参数

越限引起自动停机,出入口电动阀自动关闭。

●操作室应有电动阀阀位状态显示(DCS)。

●无论何种原因引起循环氢压缩机停机,都要联锁停反应进料加热炉(F-101)。

●循环氢压缩机停机,0.7Mpa/min泄压阀自动打开,系统降压(详见紧急泄压联锁动作说

明)。

●当冷高压分离器液位达到高高限时(三取二),循环氢压缩机自动停机,相关联锁动作自

动发生,并进行相关操作。

●当循环氢分液罐液位达到高高限时,循环氢压缩机自动停机,相关联锁动作自动发生,

并进行相关操作。

●压缩机汽轮机联锁停机后,不管其联锁信号是否恢复正常,不允许自动启动。

●循环氢压缩机出入口电动阀和反飞动线上的Y型单向截止电动阀应在控制室能实现关阀

操作。

●在控制室和现场各设置手动停汽轮机按钮。

●机组本身的联锁,参照制造厂资料。(机组本身联锁停机至少包括润滑油压力低低、密封

油高位油箱液位低低或干气密封故障、汽轮机或压缩机轴位移过大、汽轮机进汽侧或排汽侧振动过高、压缩机进气侧或排气侧振动过高、压缩机组超速等。润滑油压力低低和高位油箱液位低低一般采用三取二方式。)

●循环氢压缩机设有防喘振控制系统,当入口流量低于某一特定转速下的喘振流量时,防

喘振控制阀自动开启。(厂家实现)

●控制室设停机按钮,设置在辅助操作台上,当按下时可从控制室手动停机。

5.新氢压缩机(1401-K-101/A,B,C)

●当出入口电动阀全开时,新氢压缩机才有条件启动,否则任何开机按钮均无效。

●当新氢压缩机正常运行中,出入口电动阀不能关闭,所有关闭出入口电动阀的按钮均无

效。

●机组本身的联锁,参照制造厂资料。(机组本身联锁停机至少包括机组润滑油压力低低、

级间分液罐液位高高、各级出口温度超高等。)

●在控制室设有共同报警和共同停机显示。

●在控制室和现场各设置手动停机按钮。

●紧急泄压时,手动将新氢压缩机一台降量0负荷,一台降量至50%负荷操作或停机。

6.热高压分离器(1401-D-103)

●热高压分离器(D-103)设有低低液位联锁保护。液位低低时关闭热高分出口切断阀

UV-1201,相关联锁及操作参见液力透平(HT-101)。

7.冷高压分离器(1401-D-105)

●冷高压分离器(D-105)设有低低液位和界位联锁保护。液位和界位低低时关闭相应切断

阀UV-1601和UV-1602。

●冷高压分离器(D-105)设置液位高高时三取二联锁保护。液位高高时自动停循环氢压缩

机,同时伴随停机发生其它相关联锁动作。

8.循环氢脱硫塔(1401-C-101)

●循环氢脱硫塔(C-101)设有低低液位联锁保护。液位低低时关闭切断阀UV-1801。

●循环氢脱硫塔(C-101)设置液位低低时三取二联锁保护。

9.循环氢分液罐(1401-D-108)

●循环氢分液罐(D-108)设液位高高联锁保护。液位高高时自动停循环氢压缩机,同时

伴随停机发生的其他相关联锁动作。

10.贫胺液泵(与渣油加氢共用,设在渣油加氢装置)

●加氢裂化装置紧急泄压时,联锁切断贫胺液出口切断阀(设在渣油加氢装置内)。

●其余联锁见渣油加氢装置。

11.注水泵(与渣油加氢共用,设在渣油加氢装置)

●见渣油加氢装置

12.脱硫化氢塔底重沸炉(1402-F-201)和分馏塔进料加热炉(1402-F-202)

●每台加热炉设置炉进口低流量联锁保护。当任一路进炉流量低时均联锁切断燃料气(或

切断燃料油),加热炉熄火,长明灯保留。

●每台炉子的燃料气设压力低低联锁停燃料气,燃料油设流量低低联锁停燃料油,长明灯

保留。如燃料气压力继续降低,切断长明灯。

●在操作室和现场各设一个停燃料气和燃料油按钮,现场按钮要求距加热炉15米。

●加热炉和余热回收系统自身联锁方案由加热炉专业提供,但须由工艺专业确认。

13.容器或塔底出口与泵入口相连管线上的切断阀

●此阀必须全开时,才能启动泵,否则任何开泵按钮无效。

●在紧急情况下需要关闭此切断阀时,同时停泵。

14.紧急泄压:

●控制室设置一个0.7MPa/min和一个1.4MPa/min泄压按钮,安装在辅助操作台上。

0.7MPa/min紧急泄压联锁开关为两位开关,两个位置为手动和自动。现场设置一个

0.7MPa/min泄压按钮。

●循环氢氢压缩机停机时:

a.自动启动0.7MPa/min泄压阀UV-2002。

b.联锁切断反应进料加热炉燃料气。

c.联锁切断贫胺液出口切断阀(设在渣油加氢装置内)。

d.联锁切断液力透平入口切断阀,停液力透平。

e.根据装置情况,决定是否停反应进料泵。

f.手动将新氢压缩机降量,一台降至0负荷,另一台降至50%负荷操作或停机。

g.手动调整反应产物换热器旁路阀(TV-0801)开度。

h. 泄压过程中可以在中控室实现停止泄压和再继续泄压。当系统泄压至7bar时,停止泄

压。

●当系统在着火、泄漏、超温等紧急情况下,确定要启动0.7Mpa/min紧急泄压时:

a.手动启动0.7Mpa/min泄压阀。

b.联锁切断反应进料加热炉燃料气。

c.联锁切断贫胺液出口切断阀(设在渣油加氢装置内)。

d.联锁切断液力透平入口切断阀,停液力透平。

e.根据装置情况,决定是否停反应进料泵。

f.手动将新氢压缩机降量,一台降至0负荷,另一台降至50%负荷操作或停机。

g.手动调整反应产物换热器旁路阀(TV-0801)开度。

h. 泄压过程中可以在中控室实现停止泄压或再继续泄压。当系统泄压至7bar时,停止泄

压。

●在0.7Mpa/min泄压不能有效控制紧急情况,确定需要启动 1.4MPa/min泄压阀实现

2.1Mpa/min紧急泄压时:

a.手动启动1.4MPa/min泄压阀。(注:必须在0.7MPa/min泄压阀UV-2002打开时,才

允许打开1.4MPa/min泄压阀UV-2001)

b.手动停循环氢压缩机K-102

c.手动停新氢压缩机(如果在上一步骤未停机的话)

d.手动停反应进料泵(如果在上一步骤未停机的话)

e.泄压过程中可以在中控室实现停止泄压或再继续泄压。当系统泄压至7bar时,停止

泄压。

设置三位式联锁切换开关,功能为联锁复位、自动和切除。

第五节主要操作条件

二、分馏部分

第六节能耗、公用工程及辅助材料消耗一、装置能耗

全装置每吨原料油计算能耗:1587.4兆焦/吨原料油(37.98×104千卡/吨原料油)

2、节能措施

(1) 优化换热流程,尽量多回收工艺热量,减少冷却负荷。

(2) 加热炉设置余热回收系统,回收烟气余热,加热炉总热效率达90%以上。

(3) 采用新型电机,减少电负荷。

(4) 分馏塔顶冷凝水作为反应系统注水回用,减少除盐水用量。

(5) 设置蒸汽发生器回收工艺余热,减少冷却负荷。

(6) 分馏塔设置中段回流,回收热量。

(7) 设液力透平回收电能。

二、公用工程消

注:括号数据为间断用水量。

蜡油加氢裂化装置

180万吨/年蜡油加氢裂化装置 一、工艺流程选择 1、反应部分流程选择 A.反应部分采用单段双剂串联全循环的加氢裂化工艺。 B.反应部分流程选择:本装置采用部分炉前混氢的方案,即部分混合氢和原料油混合进入高压换热器后进入反应进料加热炉,另一部分混合氢和反应产物换热后与加热炉出口的混氢油一起进入反应器。 C.本装置采用热高分流程,低分气送至渣油加氢脱硫后进PSA部分,回收此部分溶解氢。同时采用热高分油液力透平回收能量。因本装置处理的原料油流含量很高,氮含量较高,故设循环氢脱硫设施。 2、分馏部分流程选择 A.本项目分馏部分采用脱硫化氢塔-吸收稳定-常压塔出航煤和柴油的流程,分馏塔进料加热炉,优化分流部分换热流程。采用的流程比传统的流程具有燃料消耗低、投资省、能耗低等特点。 B.液化气的回收流程选用石脑油吸收,此法是借鉴催化裂化装置中吸收稳定的经验,吸收方法正确可靠,回收率搞。具有投资少、能耗低、回收率可达95%以上等特点。 3、催化剂的硫化、钝化和再生 A、本项目催化剂硫化拟采用干法硫化 B、催化剂的钝化方案采用低氮油注氨的钝化方案 C、催化剂的再生采用器外再生。 二、工艺流程简介 1、反应部分

原料油从原料预处理装置和渣油加氢裂化装置进入混合器混合后进入原料缓冲罐(D-101),经升压泵(P-101)升压后,再经过过滤(SR-101),进入滤后原料油缓冲罐(D-102)。原料油经反应进料泵(P-102)升压后与部分混合氢混合,混氢原料油与反应产物换热(E-101),然后进入反应进料加热炉(F-101)加热,加热炉出口混氢原料和另一部分经换热后的混合氢混合,达到反应温度后进入加氢精制反应器(R-101),然后进入加氢裂化反应器(R-102),在催化剂的作用下,进行加氢反应。催化剂床层间设有控制反应温度的急冷氢。反应产物先与部分混合氢换热后再与混氢原料油换热后,进入热高压分离器(D-103)。 装置外来的补充氢由新氢压缩机(K-101)升压后与循环氢混合。混合氢先与热高分气进行换热,一部分和原料油混合,另一部分直接和反应产物换热后直接送至加氢精制反应器入口。 从热高压分离器出的液体(热高分油)经液力透平(HT-101)降压回收能量,或经调节阀降压,减压后进入热低压分离器进一步在低压将其溶解的气体闪蒸出来。气体(热高分气)与冷低分油和混合氢换热,最后由热高分气空冷器(A-101)冷却至55℃左右进入冷高压分离器,进行气、油、水三相分离。为防止热高分气中NH3和H2S在低温下生成铵盐结晶析出,赌赛空冷器,在反应产物进入空冷器前注入除盐水。 从冷高压分离器分理出的气体(循环氢),经循环氢脱硫后进入循环氢压缩机分液罐(D-108),有循环氢压缩机(K-102)升压后,返回反应部分同补充氢混合。自循环氢脱硫塔底出来的富胺液闪蒸罐闪蒸。从冷高压分离器分离出来的液体(冷高分油)减压后进入冷低压分离器,继续进行气、液、水三相分离。冷高分底部的含硫污水减压后进入酸性水脱气罐(D-109)进行气液分离,含硫污水送出装置至污水汽提装置处理。从冷低压分离器分离出的气体(低分气)至渣油加氢装置低压脱硫部分:液体(冷低分油)经与热高分气换热后进入脱硫化氢塔。从热低压分离器分离出的气体(热低分气)经过水冷冷却后至冷低压分离器,液体(热低分油)直接进入脱硫化氢塔。 2、分馏和吸收稳定部分

加氢裂化工艺流程概述

加氢裂化工艺流程概述 全装置工艺流程按反应系统(含轻烃吸收、低分气脱硫)、分馏系统、机组系统(含PSA系统)进行描述。 1.1反应系统流程 减压蜡油由工厂罐区送入装置经原料升压泵(P1027/A、B)后,和从二丙烷罐区直接送下来的轻脱沥青油混合,在给定的流量和混合比例下原料油缓冲罐V1002液面串级控制下,经原料油脱水罐(V1001)脱水后,与分馏部分来的循环油混合,通过原料油过滤器(FI1001)除去原料中大于25微米的颗粒,进入原料油缓冲罐(V1002),V1002由燃料气保护,使原料油不接触空气。 自原料油缓冲罐(V1002)出来的原料油经加氢进料泵 (P1001A,B)升压后,在流量控制下与混合氢混合,依次经热高分气/混合进料换热器(E1002)、反应流出物/混合进料换热器(E1001A,B)、反应进料加热炉(F1001)加热至反应所需温度后进入加氢精制反应器(R1001),R1001设三个催化剂床层,床层间设急冷氢注入设施。R1001反应流出物进入加氢裂化反应器(R1002)进行加氢裂化反应,两个反应器之间设急冷氢注入点,R1002设四个催化剂床层,床层间设急冷氢注入设施。R1001反应流出物设有精制油取样装置,用于精制油氮含量监控取样。 由反应器R1002出来的反应流出物经反应流出物/混合

进料换热器(E1001)的管程,与混合原料油换热,以尽量回收热量。在原料油一侧设有调节换热器管程出口温度的旁路控制,紧急情况下可快速的降低反应器的入口温度。换热后反应流出物温度降至250℃,进入热高压分离器(V1003)。热高分气体经热高分气/混合进料换热器(E1002)换热后,再经热高分气空冷器(A1001)冷至49℃进入冷高压分离器(V1004)。为了防止热高分气在冷却过程中析出铵盐堵塞管路和设备,通过注水泵(P1002A,B)将脱盐水注入A1001上游管线,也可根据生产情况,在热高分顶和热低分气冷却器(E1003)前进行间歇注水。冷却后的热高分气在V1004中进行油、气、水三相分离。自V1004底部出来的油相在V1004液位控制下进入冷低压分离器(V1006)。自V1003底部出来的热高分油在V1003液位控制下进入热低压分离器(V1005)。热低分气气相与冷高分油混合后,经热低分气冷却器(E1003)冷却到40℃进入冷低压分离器(V1006)。自V1005底部出来的热低分油进入分馏部分的脱丁烷塔第29层塔盘。自V1006底部出来的冷低分油分成两路,一路作为轻烃吸收塔(T1011)的吸收油,吸收完轻烃的富吸收油品由T-1011的塔底泵P-1016再打回进冷低分油的进脱丁烷塔线。依次经冷低分油/柴油换热器(E1004)、冷低分油/减一线换热器(E1005A,B)、冷低分油/减二线换热器(E1014)和冷低分油/减底油换热器(E1015),分别与柴油、减一线油、减二

加氢裂化装置说明、危险因素及防范措施

仅供参考[整理] 安全管理文书 加氢裂化装置说明、危险因素及防范措施 日期:__________________ 单位:__________________ 第1 页共18 页

加氢裂化装置说明、危险因素及防范措施 一、装置简介 (一)装置的发展及类型 1.加氢装置的发展 加氢是指石油馏分在氢气及催化剂作用下发生化学反应的加工过程,加氢过程可分为加氢精制、加氢裂化、临氢降凝、加氢异构化等,下面重点介绍加氢裂化加工过程。 加氢技术最早起源于20世纪20年代德国的煤和煤焦油加氢技术,第二次世界大战以后,随着对轻质油数量及质量的要求增加和提高,重质馏分油的加氢裂化技术得到了迅速发展。 1959年美国谢夫隆公司开发出了Isocrosking加氢裂化技术,其后不久环球油品公司开发出了Lomax加氢裂化技术,联合油公司开发出了Uicraking加氢裂化技术。加氢裂化技术在世界范围内得到了迅速发展。 早在20世纪50年代,我国就已经对加氢技术进行了研究和开发,早期主要进行页岩油的加氢技术开发,60年代以后,随着大庆、胜利油田的相继发现,石油馏分油的加氢技术得到了迅速发展,1966年我国建成了第一套4000kt/a的加氢裂化装置。 进入20世纪90年代以后,国内开发的中压加氢裂化及中压加氢改质技术也得到了应用和发展。 2.装置的主要类型 加氢装置按加工目的可分为:加氢精制、加氢裂化、渣油加氢处理等类型,这里主要介绍加氢裂化装置。 加氢裂化按操作压力可分为:高压加氢裂化和中压加氢裂化,高压 第 2 页共 18 页

加氢裂化分离器的操作压力一般为16MPa左右,中压加氢裂化分离器的操作压力一般为9.OMPa左右。 加氢裂化按工艺流程可分为:一段加氢裂化流程、二段加氢裂化流程、串联加氢裂化流程。 一段加氢裂化流程是指只有一个加氢反应器,原料的加氢精制和加氢裂化在一个反应器内进行。该流程的特点是:工艺流程简单,但对原料的适应性及产品的分布有一定限制。 二段加氢裂化流程是指有两个加氢反应器,第一个加氢反应器装加氢精制催化剂,第二个加氢反应器装加氢裂化催化剂,两段加氢形成两个独立的加氢体系,该流程的特点是:对原料的适应性强,操作灵活性较大,产品分布可调节性较大,但是,该工艺的流程复杂,投资及操作费用较高。 串联加氢裂化流程也是分为加氢精制和加氢裂化两个反应器,但两个反应器串联连接,为一套加氢系统。串联加氢裂化流程既具有二段加氢裂化流程比较灵活的特点,又具有一段加氢裂化流程比较简单的特点,该流程具有明显优势,如今新建的加氢裂化装置多为此种流程,本节所述的流程即为此种流程。 二、重点部位及设备 (一)重点部位 1.加热炉及反应器区 加氢装置的加热炉及反应器区布置有加氢反应加热炉、分馏部分加热炉、加氢反应加热器、高压换热器等设备,其中大部分设备为高压设备,介质温度比较高,而且加热炉又有明火,因此,该区域潜在的危险性比较大,主要危险为火灾、爆炸是安全上重点防范的区域。 第 3 页共 18 页

加氢装置

加氢装置 拼音:jiaqingliehuazhuangzhi 英文名称:hydrocracker 说明:加氢裂化的工业装置有多种类型。按反应器中催化剂的态不同分为固定床和沸腾床加氢裂化工艺,目前前者是主流。按反应器的作用又分为一段法和两段法。两段法包括两级反应器,第一级作为加氢精制段,除掉原料油中的氮、硫化物。第二级是加氢裂化反应段。一段法的反应器只有一个或数个并联使用。一段法固定床加氢裂化装置的工艺流程是原料油、循环油及氢气混合后经加热导入反应器。反应器内装有粒状催化剂,在 9.8-14.7兆帕(100-150公斤/厘米2)压力,氢油比约为1500:1,400℃左右条件下进行反应。反应产物经高压和低压分离器,把液体产品与气体分开,然后液体产品在分馏塔蒸馏获得产品石油馏分。一段法裂化深度较低,一般以减压蜡油为原料,生产中间馏分油为主。二段法裂化深度较深,一般以生产汽油为主。 加氢是指石油馏分在氢气及催化剂作用下发生化学反应的加工过程,加氢过程可分为加氢精制、加氢裂化、临氢降凝、加氢异构化等,下面重点介绍加氢裂化加工过程。 装置简介 (一)装置的发展 加氢技术最早起源于20世纪20年代德国的煤和煤焦油加氢技术,第二次世界大战以后,随着对轻质油数量及质量的要求增加和提高,重质馏分油的加氢裂化技术得到了迅速发展。 1959年美国谢夫隆公司开发出了Isocrosking加氢裂化技术,其后不久环球油品公司开发出了Lomax加氢裂化技术,联合油公司开发出了Uicraking加氢裂化技术。加氢裂化技术在世界范围内得到了迅速发展。 早在20世纪50年代,我国就已经对加氢技术进行了研究和开发,早期主要进行页岩油的加氢技术开发,60年代以后,随着大庆、胜利油田的相继发现,石油馏分油的加氢技术得到了迅速发展,1966年我国建成了第一套4000kt/a的加氢裂化装置。 进入20世纪90年代以后,国内开发的中压加氢裂化及中压加氢改质技术也得到了应用和发展。 (二)装置的主要类型 加氢装置按加工目的可分为:加氢精制、加氢裂化、渣油加氢处理等类型,这里主要介绍加氢裂化装置。

煤焦油加氢工艺流程图和主要设备一览表.doc

百度文库 - 让每个人平等地提升自我 煤焦油加氢项目 煤焦油 离心、过滤、换热 减压塔 沥青至造粒设施 加氢精制进料缓冲罐 加氢裂化进料缓冲罐 加氢精制反应器( A 、B 、C ) 加氢裂化反应器( A 、B ) P=16.8MPa P=16.8MPa ° ° t=410 C( 初期) t=402 C( 初期) 精制热高分罐 油 裂化冷高分罐 化 转 氢 气体 液体 未 液体 气体 环 制 精 循 制 精制冷高分罐 精制热低分罐 裂化冷低分罐 裂化 精 体 循环氢 气 压缩机 气体 液体 液体 硫 气 液 脱 精制 精制冷 至 体 体 裂化稳定塔 氢 循环氢 低分罐 体 体 新 压缩机 气 气 充 液体 硫 液 硫 补 氢 脱 油 至 精制 脱 新 化 化 体 至 充 稳定塔 裂 转 补 体 液体 未 新氢 气 新氢 硫 精制分馏塔 裂化分馏塔 压缩机 脱 至 石脑油 柴油 氢 环 循 化 裂

煤焦油加氢装置主要生产设备表 序设备操作条件数量规格介质名称主体材质压力 号名称备注 温度(℃)(台) ( MPa) 一、反应器类 1 加氢精制Ф煤焦油、 H2、 H 2S 反应器 A 1500X13400 加氢精制 Φ 反应器煤焦油、 H2、 H 2S 1800X14678 B/C 加氢裂化 Φ 反应器煤焦油、 H、 H S 1500X10110 2 2 A/B 二、塔类 1 减压塔Ф 2000/2400/1 轻质煤焦油、 Q345R 200 X 25250 重油、水汽 2 精制稳定Ф 600X16000 反应油、 H 、 H S Q245R 塔 2 2 3 精制分馏Ф 1500X2060 石脑油、柴油、 Q345R 塔0 尾油 4 精制柴油 Ф 800X10000 柴油、蒸汽Q245R 汽提塔 5 裂化稳定Ф 400/800X18 反应油、H2 2 Q245R 塔440 、 H S 6 裂化分馏Ф 1500X2060 石脑油、柴油、 Q345R 塔0 尾油 7 裂化柴油 Ф 500X8800 柴油、蒸汽Q245R 汽提塔 三、加热炉类 1 减压塔进400X104 煤焦油1Cr5Mo 料加热炉kcal/h 2 精制加热200X104 精制进料油、 H 2 TP347H 炉kcal/h 3 裂化加热200X104 裂化进料油、 H 2 TP347H 炉kcal/h 精制分馏200X104 1Cr5Mo/ 4 精制尾油 15CrMo 塔再沸炉kcal/h 5 裂化分馏200X104 裂化尾油 1Cr5Mo 塔再沸炉kcal/h 四、换热类原料油 /减壳程 减压循 Q345R 环油 1 压循环油25-4I 20+Q345R 换热器管程原料油 减顶油水 / 壳程减塔中 Q345R 段油 2 减压循环25-4I 减顶油、 油换热器管程20+Q345R 水147/385 1 126/271 1 ▲120/368 1 212/206 1 72/263 1 ▲122/365 1 198/185 1 395 1 ▲315 1 ▲405 1 ▲388 1 ▲385 1 ▲217/178 75/147 1 ▲ 228/217 1 ▲87/150

加氢裂化工艺简述

加氢裂化工艺简述 摘要:加氢裂化是重油的深度加工的重要技术之一,是一种使油品变轻的加氢工艺,其加工原料范围广,并且通常可以直接生产优质的液化气,汽油,柴油,喷气燃料等清洁燃料和轻石脑油等优质的化工原料。 关键词:加氢;重油;裂化;石脑油 Abstract: Hydrocracking is an important technology for deep processing of heavy oil is a lighter oil hydrogenation process to make a wide range of its processing of raw materials, and typically can produce high quality gas, gasoline, diesel, jet fuels and other clean fuels and light naphtha quality chemical raw materials. Keywords: hydrogenation; heavy oil; cracking; naphtha 1概论 加氢裂化是重油深度加工的重要技术之一,即在催化剂存在的条件下,在高温及较高的氢分压下,使C—C键断裂的反应,可以使大分子的烃类转化为小分子的烃类,使油品变轻的一种加氢工艺。它加工原料范围广,包括直馏石脑油,粗柴油,减压蜡油以及其他二次加工得到的原料如焦化柴油,焦化蜡油和脱沥青油等,通常可以直接生产优质的液化气,汽油,柴油,喷气燃料等清洁燃料和轻石脑油等优质的化工原料。 为了便于统计,美国油气杂志将转化率大于50%的加氢过程称为“加氢裂化”。在实际应用中,人们习惯将通过加氢反应使原料油中10%到50%的分子变小的那些加氢工艺称为缓和加氢裂化。通常所说的“常规(高压)加氢裂化”是指反应压力在10 Mpa以上的加氢裂化工艺;“中压加氢裂化”是指在10 Mpa以下的加氢裂化工艺。 加氢裂化反应中除了裂化是吸热反应,其他反应大多是放热反应,总的热效应是强放热反应。 2加氢裂化原料油 加氢裂化过程可以加工的原料油相当广泛。由于现代石油化工工业的发展对化纤,依稀原料以及轻质油品的需求,加氢裂化技术得到迅速发展,轻至石脑油,重至常压馏分油,减压馏分油,脱沥青油,减压渣油均可作为加氢裂化原料,二次加工产品如催化裂化循环油,和焦化瓦斯油也可以作为加氢裂化原料,目前国内装置加氢裂化使用量最多的是减压馏分油。 根据生产资料反馈以及实验,原料油的密度越大,越难加氢裂化,密度高一般需提高反应温度。原料油中烷烃较难裂解,而环烷基的原料难裂解需提高苛刻度。原料油的干点高,原料油的氮含量将随之增加,原料油的平均沸点越高和分

加氢裂化装置技术问答

第一章基础知识 1.1基础知识 什么是不饱和烃? 不饱和烃就是分子结构中碳原子间有双键或三键的开链烃和脂环烃。与相同碳原子数的饱和烃相比,分子中氢原子要少。烯烃(如烯烃、丙烯)、炔烃(如乙炔)、环烯烃(如环戊烯)都属于不饱和烃。不饱和烃几乎不存在于原油和天然气中,而存在于石油二次加工产品中。 原料油特性因数K值的含义?K值的高低说明什么? 特性因数K常用以划分石油和石油馏分的化学组成,在评价原料的质量上被普遍使用。它是由密度和平均沸点计算得到,也可以从计算特性因数的诺谟图求出。K值有UOP K值和Watson K值两种。特性因数是一种说明原料石蜡烃含量的指标。K值高,原料的石蜡烃含量高;K值低,原料的石蜡烃含量低。但它在芳香烃和环烷烃之间则不能区分开。K的平均值,烷烃约为13,环烷烃约为11.5,芳烃约为10.5。特性因数K大于12.1为石蜡基原油,K为11.5~12.1为中间基原油,K为10.5~11.5为环烷基原油。另外非通用的分类法还有沥青基原油,K小于11.5;含芳香烃较多的芳香烃基原油。后两种原油在通用方法中均属于环烷基原油。 原料特性因素K值的高低,最能说明该原料的生焦倾向和裂化性能。原料的K值越高,它就越易于进行裂化反应,而且生焦倾向也越小;反之,原料的K值越低,它就难以进行裂化反应,而且生焦倾向也越大。 什么是油品的比重和密度?有何意义? 物质的密度是该物质单位体积的质量,以符号ρ表示,单位为千克/米3。 液体油品的比重为其密度与规定温度下水的密度之比,无因次单位,常以d表示。我国以油品在20℃时的单位体积重量与同体积的水在4℃时的重量之比作为油品的标准比重,以d420表示。 由于油品的实际温度并不正好是20℃,所以需将任意温度下测定的比重换算成20℃的标准比重。 换算公式:d420=d4t+r(t-20) 式中:r为温度校正值 欧美各国,油品的比重通常用比重指数或称API度表示。可利用专用换算表,将API度换算成引d15.615.6,再换算成d420,也可反过来查,将d420换算成API比重指数。 油品的比重取决于组成它的烃类分子大小和分子结构,油品比重反映了油品的轻重。馏分组成相同,比重大,环烷烃、芳烃含量多;比重

加氢裂化装置设计能力简介.

加氢裂化装置设计能力简介 1.1装置概况 1.1.1 装置简介 中国石油乌石化分公司炼油厂新建100万吨/年加氢裂化装置于2005年5月10日破土动工,2007年9月30日实现装置中交。由中油第一建筑公司、中油第七建筑公司共同承建。其基础设计部分由中国石化工程建设公司(原北京设计院)完成,详细设计部分由中国石化工程建设公司(SEI)和乌石化总厂设计院(UPDI)共同完成。 100万吨/年加氢裂化装置位于炼油厂建南生产规划区,建东侧与消防二队相邻,建西侧与重催装置隔路相望,建北侧与二套低温热装置毗邻,建南侧为规划预留地。装置占地面积17927.5m2。 加氢裂化装置由反应、分馏吸收稳定两部分组成。装置采用“双剂串联尾油全循环”的加氢裂化工艺。反应部分采用SEI成熟的炉前混氢方案;催化剂的硫化采用干法硫化;催化剂的钝化采用低氮油注氨的钝化方案;催化剂再生采用器外再生方案。分馏部分采用脱硫化氢塔+常压塔出柴油方案,设脱硫化氢塔底重沸炉、分馏进料加热炉;吸收稳定部分采用重石脑油作吸收剂的方案。 加氢裂化装置主要原料为炼油厂二套常减压装置的减压蜡油(VGO)和焦化装置的焦化蜡油(CGO),主要产品为轻石脑油、重石脑油、轻柴油,副产品为干气、低分气。加氢裂化装置设计能力为100万吨/年(尾油全循环方案),年开工时间为8400小时。 1.1.2 工艺原理 1.1. 2.1加氢精制 加氢精制是馏份油在氢压下进行催化改质的统称。是指在催化剂和氢气存在下,石油馏分中含硫、氮、氧的非烃组分和有机金属化合物分子发生脱除硫、氮、氧和金属的氢解反应,烯烃和芳烃分子发生加氢饱和反应。通过加氢精制可以改善油品的气味、颜色和安定性,提高油品的质量,满足环保对油品的使用要求。 石油馏分加氢精制过程的主要反应包括:含硫、含氮、含氧化合物等非烃类的加氢分解反应;烯烃和芳烃(主要是稠环芳烃)的加氢饱和反应;此外还有少量的开环、断链和缩合反应。这些反应一般包括一系列平行顺序反应,构成复杂的反应网络,而反应深度和速率往往取决于原料油的化学组成、催化剂以及过程的工艺条件。一般来说,氮化物的加氢最为困难,要求条件最为苛刻,在满足脱氮的条件下,也能满足脱硫、脱氧的要求。 (1)加氢脱硫反应 硫的存在影响了油品的性质,给油品的加工和使用带来了许多危害。硫在石油馏分中的含量一般随馏分沸点的上升而增加。含硫化合物主要是硫醇、硫醚、二硫化物、噻吩、苯并噻吩和二苯并噻吩(硫芴)等物质。含硫化合物的加氢反应,在加氢精制条件下石油馏分中的含硫化合物进行氢解,转化成相应的烃和H2S,从而硫杂原子被脱掉。几种含硫化合物的加氢精制反应如下: 硫醇通常集中在低沸点馏分中,随着沸点的上升硫醇含量显著下降,>300℃的馏分中几乎不含硫醇。硫醇加氢时发生C-S键断裂,硫以硫化氢形式脱除。 硫醚存在于中沸点馏分中,300—500℃馏分的硫化物中,硫醚可占50%;重质馏分中,硫醚含量一般下降。硫醚加氢时首先生成硫醇,再进一步脱硫。

加氢裂化工艺的进展和发展趋势

辽宁石油化工大学 中文题目加氢裂化工艺的进展和发展趋势 教学院研究生学院 专业班级化学工程0904 学生姓名张国伟 学生学号 01200901030412 完成时间 2010 年6月20日

加氢裂化工艺的进展和发展趋势 张国伟 (辽宁石油化工大学抚顺113001) 摘要:加氢裂化是油料轻质化的有效方法之一,且原料适应性强,他可以将馏分油到渣油的各种油料转化为更轻的油品,随世界范围内原油变重,重油加氢裂化技术发展较快。本文主要介绍了重油高压和中压加氢裂化技术的特点,阐述了固定床、沸腾床、移动床、悬浮床重油加氢裂化技术在世界范围内工艺发展趋势。 关键字:加氢裂化;工艺;技术特点; 发展趋势 Hydrocracking process of development and trends Zhang guowei (Liaoning petrochemical industry university fushun 113001) Abstract:The hydrocracking is one of effective methods which transfer fuel oils to light one , and raw material is uncompatible.Tt may transform range from the fraction oil to residual oil of each kinds of fuel oils to a lighter oil quality. Accompanying with the crude oil change heavy ,the heavy oil hydrocracking technological development is pretty quick.This article mainly introduce the characteristics of the heavy oil hydrocracking technology in high pressure and mid-presses, The article elaborates the fixed bed, the ebullition bed, the moving bed, hang the floating floor heavy oil hydrocracking technology in the worldwide scale and the craft trend of development. Key word:hydrocracking; artwork; tech- characteristic; development tendency

加氢裂化装置说明危险因素及防范措施

加氢裂化装置说明、危险因素及防范措施一、装置简介 (一)装置的发展及类型 1.加氢装置的发展 加氢是指石油馏分在氢气及催化剂作用下发生化学反应的加工 过程,加氢过程可分为加氢精制、加氢裂化、临氢降凝、加氢异构 化等,下面重点介绍加氢裂化加工过程。 加氢技术最早起源于20世纪20年代德国的煤和煤焦油加氢技术,第二次世界大战以后,随着对轻质油数量及质量的要求增加和提高,重质馏分油的加氢裂化技术得到了迅速发展。 1959年美国谢夫隆公司开发出了Isocrosking加氢裂化技术, 其后不久环球油品公司开发出了Lomax加氢裂化技术,联合油公司 开发出了Uicraking加氢裂化技术。加氢裂化技术在世界范围内得 到了迅速发展。 早在20世纪50年代,我国就已经对加氢技术进行了研究和开发,早期主要进行页岩油的加氢技术开发,60年代以后,随着大庆、胜 利油田的相继发现,石油馏分油的加氢技术得到了迅速发展,1966 年我国建成了第一套4000kt/a的加氢裂化装置。 进入20世纪90年代以后,国内开发的中压加氢裂化及中压加氢改质技术也得到了应用和发展。 2.装置的主要类型

加氢装置按加工目的可分为:加氢精制、加氢裂化、渣油加氢 处理等类型,这里主要介绍加氢裂化装置。 加氢裂化按操作压力可分为:高压加氢裂化和中压加氢裂化, 高压加氢裂化分离器的操作压力一般为16MPa左右,中压加氢裂化 分离器的操作压力一般为9.OMPa左右。 加氢裂化按工艺流程可分为:一段加氢裂化流程、二段加氢裂 化流程、串联加氢裂化流程。 一段加氢裂化流程是指只有一个加氢反应器,原料的加氢精制 和加氢裂化在一个反应器内进行。该流程的特点是:工艺流程简单,但对原料的适应性及产品的分布有一定限制。 二段加氢裂化流程是指有两个加氢反应器,第一个加氢反应器 装加氢精制催化剂,第二个加氢反应器装加氢裂化催化剂,两段加 氢形成两个独立的加氢体系,该流程的特点是:对原料的适应性强,操作灵活性较大,产品分布可调节性较大,但是,该工艺的流程复杂,投资及操作费用较高。 串联加氢裂化流程也是分为加氢精制和加氢裂化两个反应器, 但两个反应器串联连接,为一套加氢系统。串联加氢裂化流程既具 有二段加氢裂化流程比较灵活的特点,又具有一段加氢裂化流程比 较简单的特点,该流程具有明显优势,如今新建的加氢裂化装置多 为此种流程,本节所述的流程即为此种流程。 二、重点部位及设备 (一)重点部位

加氢裂化装置工艺流程描述

装置工艺流程描述 一、加氢裂化工艺介绍 1、加氢裂化联合装置由如下部分组成: 1)在反应器部分进料油和循环油通过加氢裂化反应转化为轻烃、石脑油、航煤和柴油。2)在分馏部分,把从反应部分来的转化油切割成各种产品。 3)在酸性气处理部分,酸性干气和酸性液化气用醇胺溶液洗涤,以便除掉H2S. 2、反应器部分 1)新鲜进料流程 从油罐来的新鲜进料经过滤器K101除去固体和沉降脱水后,进入缓冲罐D101,再由P101A、B送到换热器E104和E104A、B,同反应器流出物换热,然后,与热循环氢混合一起进入R101. 2)当进料及循环氢通过精制催化剂时,脱硫、脱氧、脱氮和烯烃炮和反应开始发生,并在反应器底部订层完成,这些是放热反应,反应物温度升高。通过控制反应器入口温度及调节急冷氢量,使温度上升受到抑制,以延长催化剂的寿命,同时防止发生飞温。 在R101反应产物流出线上,要设置一个采样阀,以测定氮的转化。在生产期间,要控制流出油的总氮含量在50ppm(wt.)内,就要调节R101的平均床层温度。 如果反应器内的温度超商,用降低第二反应炉F102温度和加大急冷氢仍不能控制裂化反应速度,则器内温度急升会严重地使催化剂结焦,甚至破坏设备结构,使反应器壁过热。如果最大的冷却反应器仍不能控制催化剂床层温度,则反应器和关联设备必须降压。当R102A和B中的任一个反应器温度超过它的正常值28℃时,应立即启动7bar/min泄压系统降压。要严格控制R102A、B的温度,以保证新鲜进料100%地转化成所需要产品。在操作中,新鲜进料和循环油比例要保持不变。 3)反应产物换热器的流程 从Rl028出来的反应产物通过一组换热器(E101—E105)回收热量,最后用空气冷器A101冷却到49度后进入高压分离器Dl02。 空冷器进口注入冲洗水以除氨和防止氨盐沉积.注入处将允许大部分水汽化。注水泵Pll4B注 水注入西面四组空冷,Pll4C注水注入东面四组空冷,Pll4A_互为Pll4B、C备用。 4)气液分离 经冷却的反应产物进入Dl02,在其中进行油、水、气三相分离。烃类产品通过Dl02液位控制 调节阀Ll03A、B进入低压分离器Dl03。为了节能,正常情况下,液体全部经过Ll03A阀到能量回收透平HTl01进Dl03。自D102底排出的水进入炼厂酸性水处理系统。 D103得到的物料大约在1.96MPa下操作,其闪蒸气送到酸性气处理部分,液相烃经与柴油和尾油换热后送分馏部分。 5)循环氢及反应器入口氢系统 由Dl02来的气体进入循环氢脱硫塔入口分液罐V901,再进脱硫塔T901,然后从T901出来进入胺液分液罐V902后,进入压缩机Cl01(在循环氢脱硫系统不投用时,循环氢直接由Dl02顶进入Cl01)。机出口分成两路:第一路与来自新氢压缩机Cl02的新氢混合并通过换热器与反应器流出物换热。经过预热的氢气又分成两路经过反应加热炉(F101和Fl02)加热并与相应物流混合后分别进入R101和Rl02A。Fl01和Fl02控制Rl01和Rl02A的入口温度。 从Cl01出来的第二路气流作急冷氢。用于降低在反应器中急冷点上的反应物温度。本

加氢裂化—装置重点部位设备说明及危险因素及防范措施

加氢裂化—装置、重点部位设备说明及危险因素及防范措施 一、装置简介 (一)装置的发展及类型 1.加氢装置的发展 加氢是指石油馏分在氢气及催化剂作用下发生化学反应的加工 过程,加氢过程可分为加氢精制、加氢裂化、临氢降凝、加氢异构 化等,下面重点介绍加氢裂化加工过程。 加氢技术最早起源于20世纪20年代德国的煤和煤焦油加氢技术,第二次世界大战以后,随着对轻质油数量及质量的要求增加和提高,重质馏分油的加氢裂化技术得到了迅速发展。 1959年美国谢夫隆公司开发出了Isocrosking加氢裂化技术, 其后不久环球油品公司开发出了Lomax加氢裂化技术,联合油公司

开发出了Uicraking加氢裂化技术。加氢裂化技术在世界范围内得 到了迅速发展。 早在20世纪50年代,我国就已经对加氢技术进行了研究和开发,早期主要进行页岩油的加氢技术开发,60年代以后,随着大庆、胜 利油田的相继发现,石油馏分油的加氢技术得到了迅速发展,1966 年我国建成了第一套4000kt/a的加氢裂化装置。 进入20世纪90年代以后,国内开发的中压加氢裂化及中压加氢改质技术也得到了应用和发展。 2.装置的主要类型 加氢装置按加工目的可分为:加氢精制、加氢裂化、渣油加氢 处理等类型,这里主要介绍加氢裂化装置。 加氢裂化按操作压力可分为:高压加氢裂化和中压加氢裂化, 高压加氢裂化分离器的操作压力一般为16MPa左右,中压加氢裂化 分离器的操作压力一般为9.OMPa左右。

加氢裂化按工艺流程可分为:一段加氢裂化流程、二段加氢裂 化流程、串联加氢裂化流程。 一段加氢裂化流程是指只有一个加氢反应器,原料的加氢精制 和加氢裂化在一个反应器内进行。该流程的特点是:工艺流程简单,但对原料的适应性及产品的分布有一定限制。 二段加氢裂化流程是指有两个加氢反应器,第一个加氢反应器 装加氢精制催化剂,第二个加氢反应器装加氢裂化催化剂,两段加 氢形成两个独立的加氢体系,该流程的特点是:对原料的适应性强,操作灵活性较大,产品分布可调节性较大,但是,该工艺的流程复杂,投资及操作费用较高。 串联加氢裂化流程也是分为加氢精制和加氢裂化两个反应器, 但两个反应器串联连接,为一套加氢系统。串联加氢裂化流程既具 有二段加氢裂化流程比较灵活的特点,又具有一段加氢裂化流程比 较简单的特点,该流程具有明显优势,如今新建的加氢裂化装置多 为此种流程,本节所述的流程即为此种流程。

国内加氢裂化装置概览

国内加氢裂化装置概览 2014-12-22 加氢裂化,是石油炼制工业中的主要工艺之一,即石油炼制过程中在较高 的压力和温度下,氢气经催化剂作用使重质油发生加氢、裂化和异构化反应, 转化为轻质油(汽油、煤油、柴油或催化裂化、裂解制烯烃的原料)的加工过程。它与催化裂化不同的是在进行催化裂化反应时,同时伴随有烃类加氢反应。加氢裂化实质上是加氢和催化裂化过程的有机结合,能够使重质油品通过催化 裂化反应生成汽油、煤油和柴油等轻质油品,又可以防止生成大量的焦炭,还 可以将原料中的硫、氮、氧等杂质脱除,并使烯烃饱和。加氢裂化具有轻质油 收率高、产品质量好的突出特点。 截至2013年,我国拥有各类加氢裂化装置30余套(不含地炼),其中中国石化目前拥有20余套,分布在系统内的13个炼厂,目前总加工能力为2746

万吨/年,其中采用抚研院催化剂技术的有14套,加工能力占69.4%,采用石 科院催化剂技术的有6套,加工能力占30.5%。 中国石油目前拥有加氢裂化及加氢改质类装置共有15套,分布在中石油系统12个炼厂,目前总加工能力1740万吨年。其中采用抚研院催化剂技术的有 8套,加工能力占51.7%,采用石科院催化剂技术的有1套,加工能力占6.3%,其它有6套,占42.0%。

目前的加氢裂化工艺绝大多数都采用固定床反应器,根据原料性质、产品要求和处理量的大小,加氢裂化装置一般按照两种流程操作:一段加氢裂化和

两段加氢裂化。除固定床加氢裂化外,还有沸腾床加氢裂化和悬浮床加氢裂化 等工艺。 ①固定床一段加氢裂化工艺 一段加氢裂化主要用于由粗汽油生产液化气,由减压蜡油和脱沥青油生产 航空煤油和柴油等。一段加氢裂化只有一个反应器,原料油的加氢精制和加氢 裂化在同一个反应器内进行,反应器上部为精制段,下部为裂化段。 一段加氢裂化可用三种方案进行操作:原料一次通过、尾油部分循环和尾 油全部循环。 ②固定床两段加氢裂化工艺 两段加氢裂化装置中有两个反应器,分别装有不同性能的催化剂。第一个 反应器主要进行原料油的精制,使用活性高的催化剂对原料油进行预处理;第 二个反应器主要进行加氢裂化反应,在裂化活性较高的催化剂上进行裂化反应 和异构化反应,最大限度的生产汽油和中间馏分油。两段加氢裂化有两种操作 方案:第一段精制,第二段加氢裂化;第一段除进行精制外,还进行部分裂化,第二段进行加氢裂化。两段加氢裂化工艺对原料的适应性大,操作比较灵活。 ③固定床串联加氢裂化工艺 固定床串联加氢裂化装置是将两个反应器进行串联,并且在反应器中填装 不同的催化剂:第一个反应器装入脱硫脱氮活性好的加氢催化剂,第二个反应 器装入抗氨、抗硫化氢的分子筛加氢裂化催化剂。其它部分与一段加氢裂化流

加氢裂化装置生产原理

加氢裂化装置生产原理 原料进入装置与氢气混合,经加热到一定温度首先进入精制反应器,用床层冷氢控制合适的反应温度,在保护剂和精制催化剂的作用下,发生加氢脱金属(HDM)、加氢脱硫(HDS)、加氢脱氮(HSN)、加氢脱氧(HDO)及不饱和烃(烯烃类、芳烃)的加氢饱和等反应,生成杂质很低,且氮含量≯10ppm 的精制油,然后进入裂化反应器,用床层冷氢控制合适的反应温度,继续在裂化催化剂和后精制催化剂作用下,发生加氢异构化和裂化(包括开环)反应及部分精制反应,获得所需转化率下产品分布的裂化气,经初步降压降温分离后,大部分气相进入循环气系统,经循环机后在反应系统循环使用,维持反应系统压力和反应系统所需氢气,为保证循环气中的氢纯度,则由新氢机不断补充反应系统氢气的不足。小部分气相经本装置脱硫塔后,与重整氢一起做PSA原料;液相则先进入脱丁烷和脱乙烷塔,进一步气液相分离,分离出液化气、干气和反应生成油,液化气出装置去二催化碱洗,干气经本装置轻烃吸收塔后,出装置去干气脱硫装置;生成油先进入常压塔,分离出轻、重石脑油、航煤、柴油和尾油,轻、重石脑油、航煤、柴油分别出装置,而尾油则进入减压塔,经过减压蒸馏,生产出乙烯料、轻、中、重润滑油,分别出装置。其中部分的尾油循环到原料过滤器的入口再次加氢裂化。

1.1反应原理 加氢裂化工艺过程的反应概括为两类: 加氢精制:一般指杂原子烃中杂原子的脱除反应如加氢脱金属(HDM)、加氢脱硫(HDS)、加氢脱氮(HSN)、加氢脱氧(HDO)及不饱和烃(烯烃类、芳烃)的加氢饱和,这些反应主要发生在单段串联流程的第一反应器或两段流程的第一段 加氢裂化:烃类的加氢异构化和裂化(包括开环)反应。发生在单段串联流程的第二反应器或两段流程的第二段 1.1.1加氢精制反应 1.1.1.1 加氢脱金属 就是通过加氢工艺从重油中把含金属的有机杂质脱除。 金属组分主要浓集在540℃以上的馏分中,石油中的金属组分主要是钒和镍,就馏份油加氢裂化装置而言,进料中还含有在原油一次加工过程中产生的铁,一般与硫、氮、氧等杂原子以化合物或络合物状态存在,在加氢脱硫、氮、氧时,也脱除了金属,相对而言,加氢脱金属反应进行比较容易; 这些金属组分无论以任何形式在催化剂上沉积都可能造成催化剂微孔堵塞或催化剂活性位的破坏而导致催化剂失活,为降低床层催化剂失活速率和保证装置长周期运行,

加氢裂化装置概况

加氢裂化装置概况 1.1总体概况 某石化公司炼油厂馏份油加氢裂化装置由某某工程公司设计院完成工艺设计,装置由60万吨/年馏份油加氢裂化装置和0.5×104 m3n/h重整氢提纯装置构成,生产用氢主要由乙烯厂1.5×104m3n/h制氢装置提供,按8000小时/年设计。 装置主要包括反应系统(含轻烃吸收、低分气脱硫)、分馏系统、机组系统(含PSA系统)。 装置公称规模为60×104 t/a,实际处理量为57×104 t/a,操作弹性为60%~110%。 由于加氢裂化装置是某石化分公司调整产品结构的主要手段,根据某石化分公司加工总流程的安排,加氢裂化装置主要以克拉玛依油田管输油、哈萨克斯坦含硫原油等为主的减二线、减三线、减四线和部分丙烷轻脱油为原料,产品方案按生产石脑油、航煤、柴油、乙烯原料及轻、中、重质润滑油料的工艺方案,同时,装置还副产少量干气,出装置脱硫后作为燃料气;低分气脱硫后去重整氢提纯装置作为PSA的氢气原料之一。 装置采用一段串联部分循环流程,同时兼顾按最大乙烯料方案操作的可能。 1.2主要技术特点 1.2.1反应部分流程特点

1.2.1.1装置反应部分采用一段串联工艺,反应器按两台串联设计,分别装填标准公司 的815HC(φ3.4,φ1.8)和RM-5030(φ2.5)保护剂;DN-200(φ1.3,φ2.5)精制剂;Z-722(φ2.5)裂化剂。 1.2.1.2采用热高分工艺流程,提高反应流出物热能利用率,降低能耗,节省操作费用,同时避免稠环芳烃在空冷器管束中的沉积和堵塞。 1.2.1.3反应器为热壁结构,床层间设急冷氢。 1.2.1.4装置内设置自动反冲洗过滤器,对原料油缓冲罐采用燃料气覆盖措施,以防止原料油与空气接触从而减轻高温部位的结焦程度。 1.2.1.5反应部分高压换热器采用双壳、双弓型式,强化传热效果,提高传热效率。 1.2.1.6冷、热高压分离器和热低压分离器均采用立式容器,节省占地面积。 1.2.1.7采用炉前混氢流程,以避免进料加热炉出口温度过高和炉管结焦。 1.2.1.8新氢压缩机选用二台往复式压缩机,由同步电机驱动,每台能力为100%。循环氢压缩机选用离心式,由背压式汽轮机驱动,不设备机。由于循环氢压缩机操作工况多,介质分子量变化大,压缩机转速变化范围大,根据工厂蒸汽实际情况,采用背压式汽轮机驱动,变转速调节,适应性强,

煤焦油加氢工艺流程图和主要设备一览表

煤焦油加氢项目 煤焦油 离心、过滤、换热 减压塔 加氢裂化进料缓冲罐 加氢精制进料缓冲罐 加氢精制反应器(A、B、C) 加氢裂化反应器(A、B) 精制热高分罐 裂化冷高分罐精制热低分罐 精制冷高分罐精制分馏塔 精制冷低分罐 精制循环氢压缩机 精制稳定塔 裂化冷低分罐 裂化稳定塔 裂化分馏塔 石脑油沥青至造粒设施 精制循环氢 P=16.8MPa t=410 C(初期) °P=16.8MPa t=402 C(初期) °气体液体 气体液体 液体 液体液体 精制未转化油 柴油 裂化 未转化油 裂化循环氢压缩机 气体液体液 体 液体 裂化循环氢 新氢压缩机 补充新氢 新氢 补充新氢 气体气体 至脱硫 气体 至脱硫 气体 至脱硫 气体 至脱硫

序号设备 名称 规格介质名称主体材质 操作条件 数量 (台) 备注 温度(℃) 压力 (MPa) 一、反应器类 1 加氢精制 反应器A Ф 1500X13400 煤焦油、H2、 H2S 加氢精制 反应器 B/C Φ 1800X14678 煤焦油、H2、 H2S 加氢裂化 反应器 A/B Φ 1500X10110 煤焦油、H2、 H2S 二、塔类 1 减压塔Ф2000/2400/1 200 X 25250 轻质煤焦油、 重油、水汽 Q345R 147/385 1 2 精制稳定 塔 Ф600X16000反应油、H2、H2S Q245R 126/271 1 ▲ 3 精制分馏 塔 Ф1500X2060 石脑油、柴油、 尾油 Q345R 120/368 1 4 精制柴油 汽提塔 Ф800X10000柴油、蒸汽Q245R 212/206 1 5 裂化稳定 塔 Ф400/800X18 440 反应油、H2、H2S Q245R 72/263 1 ▲ 6 裂化分馏 塔 Ф1500X2060 石脑油、柴油、 尾油 Q345R 122/365 1 7 裂化柴油 汽提塔 Ф500X8800柴油、蒸汽Q245R 198/185 1 三、加热炉类 1 减压塔进 料加热炉 400X104 kcal/h 煤焦油1Cr5Mo395 1 ▲ 2 精制加热 炉 200X104 kcal/h 精制进料油、H2TP347H315 1 ▲ 3 裂化加热 炉 200X104 kcal/h 裂化进料油、H2TP347H405 1 ▲ 4 精制分馏 塔再沸炉 200X104 kcal/h 精制尾油 1Cr5Mo/ 15CrMo 388 1 ▲ 5 裂化分馏 塔再沸炉 200X104 kcal/h 裂化尾油1Cr5Mo385 1 ▲ 四、换热类 1 原料油/减 压循环油 换热器 25-4I 壳程 减压循 环油 Q345R 217/178 1 ▲ 管程原料油20+Q345R 75/147 2 减顶油水/ 减压循环 油换热器 25-4I 壳程 减塔中 段油 Q345R 228/217 1 ▲ 管程 减顶油、 水 20+Q345R 87/150

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