【文章內(nèi)容簡(jiǎn)介】 下處理二次加工汽柴油撫順石油化工研究院在已有FH5，F(xiàn)H5A等加氫精制催化劑的基礎(chǔ)上，成功開(kāi)發(fā)了新一代劣質(zhì)二次加工油品加氫精制催化劑FH98。試驗(yàn)室研究結(jié)果表明， MPa，氫油體積比350:1的條件下，%。該催化劑于1999年成功地應(yīng)用到大慶石化總廠四套工業(yè)裝置上，其中兩套為柴油加氫精制裝置、兩套為汽油加氫精制裝置。工業(yè)應(yīng)用結(jié)果表明，F(xiàn)H98催化劑具有高的脫硫、脫氮活性。該劑至今已在多套工業(yè)裝置成功應(yīng)用。其理化性質(zhì)見(jiàn)表442。表442 FH98催化劑的組成和質(zhì)量指標(biāo)形狀三葉草形尺寸，mm(，)(2～8)側(cè)壓強(qiáng)度，N/?！?50化學(xué)組成，m% WO317～21 MoO38～10 NiO～物化性質(zhì) 孔容，ml/g≮比表面積，m2/g≮120裝填密度，g/ml～石油化工科學(xué)研究院開(kāi)發(fā)的新一代加氫脫硫、脫氮、脫芳催化劑RN10是RN1催化劑的換代產(chǎn)品。該催化劑依據(jù)脫硫、脫氮機(jī)理，以改性Al2O3為載體，Ni、W為加氫活性組元,比RN1 具有更高的脫硫、脫氮和芳烴飽和活性及良好的活性穩(wěn)定性及再生性能。以高硫的中東油、高氮的勝利催化柴油為原料，脫氮活性比RN1高10%以上；脫硫活性高33%。該劑于1997年4月在廣石化20萬(wàn)噸/年催化柴油加氫精制裝置上首次工業(yè)應(yīng)用。并通過(guò)石化總公司的鑒定。試驗(yàn)室研究結(jié)果表明，使用RN10催化劑，可以在低壓（ MPa），氫油體積比200～300:1的條件下，%，對(duì)中東油焦化柴油餾分油的加氫精制有好的適應(yīng)性。到2001年底，RN10催化劑已在多套工業(yè)裝置成功應(yīng)用。RN10催化劑的理化性質(zhì)見(jiàn)表443。作為加氫精制催化劑,RN10催化劑和FH98催化劑相比,精制性能相當(dāng), %m，RN10催化劑酸性高,脫芳性能略高,產(chǎn)品十六烷值多提高1個(gè)單位，%m。建議采用FH98催化劑，以取得高收率，增加經(jīng)濟(jì)效益。截止到2001年底，我國(guó)已有90余套加氫精制裝置正在運(yùn)轉(zhuǎn)，其中絕大部分是采用國(guó)內(nèi)技術(shù)和國(guó)產(chǎn)催化劑，并由國(guó)內(nèi)自行設(shè)計(jì)和建造。國(guó)內(nèi)加氫精制裝置的工程技術(shù)已十分成熟，除擁有高性能的催化劑外，國(guó)內(nèi)也掌握了加氫精制裝置的設(shè)備制造和建設(shè)技術(shù)。表443 RN10催化劑的組成和質(zhì)量指標(biāo)形狀三葉草形。壓碎強(qiáng)度，N/mm≮18化學(xué)組成，m% WO3≮26 NiO≮物化性質(zhì) 孔容，ml/g≮ 比表面積，m2/g≮100 裝填密度，g/ml～四、工藝技術(shù)方案根據(jù)總體規(guī)劃，本裝置加工的原料一期為催化柴油，二期為催化柴油、焦化柴油和焦化汽油的混合油，混合原料的硫含量和溴價(jià)均較高。根據(jù)加工原料的情況和用戶(hù)對(duì)產(chǎn)品質(zhì)量的要求，本裝置選擇加氫精制工藝。加氫精制催化劑采用石油化工研究院開(kāi)發(fā)的RN10或撫順石油化工研究院開(kāi)發(fā)的FH98。五、工藝流程選擇反應(yīng)部分工藝流程一般加氫裝置反應(yīng)部分流程可分為冷高分流程和熱高分流程。流程選擇要考慮的因素是兩種流程情況下的循環(huán)氫純度、溶解氫量、加熱爐負(fù)荷的變化。要考慮的經(jīng)濟(jì)因素是流程不同所引出的主要設(shè)備規(guī)格、投資變化以及操作成本的增減。冷高分流程的特點(diǎn)是循環(huán)氫濃度相對(duì)較高，工藝流程較為簡(jiǎn)單，高壓設(shè)備個(gè)數(shù)相對(duì)較少，投資較為節(jié)省。熱高分流程的特點(diǎn)是熱能利用較好，裝置能耗稍低；工藝流程較為復(fù)雜，高壓設(shè)備多，投資較大；循環(huán)氫純度較低，引起氫分壓下降，為維持一定的氫分壓，需要提高系統(tǒng)的總壓，引起投資增加；氫氣溶解量較大，氫氣的利用率降低。綜合考慮，本可行性研究報(bào)告選擇冷高分流程。分餾部分工藝流程加氫精制產(chǎn)品分餾一般采用的流程有：?jiǎn)嗡鞒?、雙塔流程和汽油穩(wěn)定流程。單塔流程采用水蒸汽汽提，～。該方案流程簡(jiǎn)單，便于操作，但存在粗汽油腐蝕不合格，塔頂含硫氣體脫硫后無(wú)法進(jìn)入系統(tǒng)燃料氣管網(wǎng)，排至火炬系統(tǒng)，造成資源浪費(fèi)等問(wèn)題。雙塔流程設(shè)脫硫化氫汽提塔和產(chǎn)品分餾塔各一臺(tái)。脫硫化氫汽提塔采用水蒸汽汽提，；產(chǎn)品分餾塔可采用水蒸汽汽提，亦可采用塔底重沸爐供熱的方式，須根據(jù)全裝置的熱量平衡權(quán)衡其利弊最終確定。～。采用雙塔流程，含硫氣體可有效地回收和利用，但雙塔流程比單塔流程投資和能耗稍高。汽油穩(wěn)定流程一般適用于汽、柴油混合加氫汽油量比較大的場(chǎng)合。其特點(diǎn)是低分油先進(jìn)分餾塔分餾，把汽油全部拔出，塔底分出精制柴油。塔頂汽油再進(jìn)穩(wěn)定塔，穩(wěn)定塔底為穩(wěn)定汽油?！?，因此產(chǎn)生兩個(gè)不同壓力等級(jí)的含硫氣體。低壓的含硫氣體一般不能直接送至氣體脫硫系統(tǒng)。分餾塔一般需設(shè)塔底重沸爐供給熱源，穩(wěn)定塔設(shè)塔底重沸器，能耗稍高。本裝置一期加工催化柴油，其合適的流程為單塔流程。本裝置二期加工催化柴油、焦化柴油和焦化汽油的混合油，其合適的流程為汽油穩(wěn)定流程。本報(bào)告對(duì)一期加工流程和二期加工流程統(tǒng)一考慮，一期設(shè)備均可用于二期，二期改造增加設(shè)備的平面位置在一期布置方案中統(tǒng)一考慮預(yù)留。六、主要工藝操作條件裝置主要工藝操作條件估計(jì)值見(jiàn)表444。表444 主要工藝操作條件 反應(yīng)器入口氫分壓，MPa 體積空速，h－1～ 主精制劑 催化劑床層平均溫度，℃338（初期）375 反應(yīng)器入口氫油比，（體）400～650七、技術(shù)特點(diǎn)加氫精制催化劑可采用石油化工科學(xué)研究院RN10或撫順石油化工研究院FH98。反應(yīng)部分采用冷高分流程，采用立式油、水、氣三相分離的高壓分離器。采用爐前混氫方案，提高換熱器換熱效率和減緩結(jié)焦程度。采用熱壁反應(yīng)器。采用新型內(nèi)構(gòu)件，其中包括有入口擴(kuò)散器、分配盤(pán)、冷氫箱、出口收集器等，使進(jìn)入反應(yīng)器中催化劑床層的物流分布均勻，減小催化劑床層的徑向溫差。反應(yīng)器入口溫度通過(guò)調(diào)節(jié)加熱爐燃料來(lái)控制，床層入口溫度通過(guò)調(diào)節(jié)急冷氫量來(lái)控制。為盡量減少換熱器結(jié)垢和防止反應(yīng)器頂部催化劑床層堵塞，以及提高換熱器傳熱效率和延長(zhǎng)運(yùn)轉(zhuǎn)周期，罐區(qū)原料油儲(chǔ)罐采用惰性氣體保護(hù)。裝置內(nèi)設(shè)置自動(dòng)反沖洗過(guò)濾器，脫除大于25微米的固體顆粒，并對(duì)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。在原料油中注入阻垢劑。采用新型雙殼程換熱器，提高換熱器傳熱效率，使反應(yīng)流出物及柴油產(chǎn)品進(jìn)空冷器溫度盡可能低，提高加熱爐入口溫度，減小加熱爐負(fù)荷，降低裝置能耗。反應(yīng)流出物空冷器入口處設(shè)注水設(shè)施，避免銨鹽在低溫部位的沉積。催化劑按器外或器內(nèi)再生考慮。催化劑預(yù)硫化采用液相硫化方法。催化劑再生采用氮?dú)饪諝庋h(huán)器內(nèi)再生方式時(shí)，再生過(guò)程的注堿系統(tǒng)采用堿液循環(huán)流程，降低堿耗，減少污染。分餾部分一期建設(shè)柴油汽提塔（可適用于二期作分餾塔，一期塔盤(pán)部分堵孔）和分餾塔塔底加熱爐系統(tǒng)；二期增加汽油穩(wěn)定流程。1產(chǎn)品分餾塔頂、穩(wěn)定塔頂設(shè)注緩蝕劑設(shè)施，以減輕塔頂流出物中硫化氫對(duì)塔頂系統(tǒng)的腐蝕。1新氫壓縮機(jī)采用電動(dòng)往復(fù)式，兩臺(tái)，一開(kāi)一備。 循環(huán)氫壓縮機(jī)采用電動(dòng)往復(fù)式，兩臺(tái)，一開(kāi)一備。1原料泵采用電動(dòng)離心式，三臺(tái)，兩開(kāi)一備。第五節(jié) 工藝流程說(shuō)明一、一期生產(chǎn)流程簡(jiǎn)述反應(yīng)部分自罐區(qū)來(lái)的原料油在原料油緩沖罐的液面和流量控制下，通過(guò)原料油過(guò)濾器 除去原料中大于25微米的顆粒后，進(jìn)入原料油緩沖罐，原料油緩沖罐用燃料氣氣封。自原料油緩沖罐來(lái)的原料油經(jīng)加氫進(jìn)料泵增壓后，在流量控制下，經(jīng)反應(yīng)流出物/原料油換熱器換熱后，與混合氫混合進(jìn)入反應(yīng)流出物/反應(yīng)進(jìn)料換熱器，然后經(jīng)反應(yīng)進(jìn)料加熱爐加熱至反應(yīng)所需溫度，進(jìn)入加氫精制反應(yīng)器。該反應(yīng)器設(shè)置三個(gè)催化劑床層，床層間設(shè)有注急冷氫設(shè)施。 自加氫精制反應(yīng)器出來(lái)的反應(yīng)流出物經(jīng)反應(yīng)流出物/反應(yīng)進(jìn)料換熱器、反應(yīng)流出物/低分油換熱器 、反應(yīng)流出物/原料油換熱器依次與反應(yīng)進(jìn)料、低分油、原料油換熱，然后經(jīng)反應(yīng)流出物空冷器及水冷器冷卻至45℃，進(jìn)入高壓分離器 。為了防止反應(yīng)流出物中的銨鹽在低溫部位析出，通過(guò)注水泵將脫氧水注到反應(yīng)流出物空冷器上游側(cè)的管道中。 冷卻后的反應(yīng)流出物在高壓分離器中進(jìn)行油、氣、水三相分離。高分氣(循環(huán)氫)經(jīng)循環(huán)氫壓縮機(jī)入口分液罐分液后，進(jìn)入循環(huán)氫壓縮機(jī)升壓，然后分兩路：一路作為急冷氫進(jìn)反應(yīng)器；一路與來(lái)自新氫壓縮機(jī)的新氫混合，混合氫與原料油混合作為反應(yīng)進(jìn)料。含硫、含氨污水自高壓分離器底部排出至酸性水汽提裝置處理。高分油相在液位控制下經(jīng)減壓調(diào)節(jié)閥進(jìn)入低壓分離器，其閃蒸氣體排至工廠燃料氣管網(wǎng)。低分油經(jīng)精制柴油/低分油換熱器和反應(yīng)流出物/低分油換熱器分別與精制柴油、反應(yīng)流出物換熱后進(jìn)入柴油汽提塔 。入塔溫度用反應(yīng)流出物/低分油換熱器旁路調(diào)節(jié)控制。新氫經(jīng)新氫壓縮機(jī)入口分液罐經(jīng)分液后進(jìn)入新氫壓縮機(jī) ，經(jīng)兩級(jí)升壓后與循環(huán)氫混合。分餾部分從反應(yīng)部分來(lái)的低分油經(jīng)精制柴油/低分油換熱器 、反應(yīng)流出物/低分油換熱器換熱至275℃左右進(jìn)入柴油汽提塔 。，塔頂油氣經(jīng)汽提塔頂空冷器和汽提塔頂后冷器 冷凝冷卻至40℃，進(jìn)入汽提塔頂回流罐 進(jìn)行氣、油、水三相分離。閃蒸出的氣體排至催化裝置。油相經(jīng)汽提塔頂回流泵升壓后一部分作為塔頂回流，一部分作為粗汽油去催化裝置。含硫含氨污水與高分污水一起送出裝置。為了抑制硫化氫對(duì)塔頂管道和冷換設(shè)備的腐蝕，在塔頂管道采用注入緩蝕劑措施。緩蝕劑自緩蝕劑罐經(jīng)緩蝕劑泵注入塔頂管道。塔底精制柴油經(jīng)柴油泵增壓后與低分油換熱至80℃左右,然后進(jìn)入柴油空冷器冷卻至50℃后出裝置。催化劑預(yù)硫化與再生部分、催化劑預(yù)硫化流程為了使催化劑具有活性，新鮮的或再生后的催化劑在使用前都必須進(jìn)行預(yù)硫化。本設(shè)計(jì)采用氣相硫化方法，硫化劑為二甲基二硫化物（DMDS）。催化劑硫化前先用硫化劑泵把DMDS抽入硫化劑罐中。硫化時(shí)，系統(tǒng)內(nèi)氫氣經(jīng)循環(huán)氫壓縮機(jī)按正常操作路線進(jìn)行循環(huán)。DMDS自硫化劑罐來(lái)，經(jīng)計(jì)量后與來(lái)自反應(yīng)流出物/反應(yīng)進(jìn)料換熱器 的氫氣混合后，進(jìn)入反應(yīng)進(jìn)料加熱爐 ，按催化劑預(yù)硫化升溫曲線的要求升溫，通過(guò)反應(yīng)器 中催化劑床層進(jìn)行預(yù)硫化。 自反應(yīng)器來(lái)的流出物經(jīng)換熱器和空冷器冷卻后進(jìn)入高壓分離器進(jìn)行分離。氣體自高壓分離器頂部排出，大部分材進(jìn)入循環(huán)機(jī)進(jìn)行循環(huán)，小部分排至裝置外。催化劑預(yù)硫化過(guò)程中產(chǎn)生的水從高壓分離器底部間斷排出。、催化劑再生流程催化劑在運(yùn)轉(zhuǎn)過(guò)程中將逐漸失去活性，為了使失活的催化劑恢復(fù)活性，本裝置設(shè)置了催化劑器內(nèi)再生設(shè)施，催化劑再生采用氮?dú)猓諝庋h(huán)再生方法。催化劑再生時(shí)，反應(yīng)系統(tǒng)充入氮?dú)?，由循環(huán)機(jī)進(jìn)行循環(huán)，催化劑再生燒焦過(guò)程中所需的非凈化壓縮空氣由新氫壓縮機(jī)供給。催化劑再生流程中采用了注氨、注堿措施。液氨由液氨罐 經(jīng)液氨泵 升壓后注入到反應(yīng)器出口管道中。新鮮堿液由槽車(chē)經(jīng)注堿泵 ）升壓后注入到混合器上游側(cè)。堿液與再生氣經(jīng)混合器 充分混合后進(jìn)入高壓分離器。高壓分離器氣體一部分排入大氣，大部分在反應(yīng)系統(tǒng)內(nèi)部進(jìn)行循環(huán)。高壓分離器底部堿液一部分作為廢堿液經(jīng)減壓后送出裝置。另一部分堿液經(jīng)堿液循環(huán)泵與堿液泵出口新鮮堿液混合進(jìn)行堿液循環(huán)。開(kāi)工、停工條件開(kāi)工時(shí)，開(kāi)工油從罐區(qū)來(lái)，經(jīng)原料油過(guò)濾器 ,原料油緩沖罐 、加氫進(jìn)料泵 進(jìn)入系統(tǒng)，待高分、低分建立液位后，反應(yīng)部分建立循環(huán)。反應(yīng)部分催化劑預(yù)硫化的同時(shí)，開(kāi)工油引至柴油/低分油換熱器 ，向分餾部分進(jìn)油，待柴油汽提塔建立液位后，分餾部分可以建立循環(huán)，這樣可以縮短開(kāi)工時(shí)間。停工時(shí)，原料油緩沖罐中油經(jīng)不合格油線出裝置。反應(yīng)部分油從低壓分離器 經(jīng)不合格油線出裝置。分餾部分油經(jīng)產(chǎn)品線或不合格油線出裝置。二、二期生產(chǎn)流程簡(jiǎn)述反應(yīng)部分與一期生產(chǎn)流程基本相同。分餾部分低分油經(jīng)精制柴油/低分油換熱器、反應(yīng)流出物/低分油換熱器分別與精制柴油和反應(yīng)流出物換熱后，進(jìn)入產(chǎn)品分餾塔。塔頂油氣經(jīng)產(chǎn)品分餾塔頂空冷器、產(chǎn)品分餾塔頂后冷器冷凝冷卻至40℃后進(jìn)入產(chǎn)品分餾塔頂回流罐中，進(jìn)行氣、油、水三相分離，閃蒸出的氣體至催化裝置，水相至酸性水總管，油相經(jīng)產(chǎn)品分餾塔頂回流泵升壓后分成兩路，一路作為塔頂回流，另一路作為穩(wěn)定塔進(jìn)料。產(chǎn)品分餾塔底油經(jīng)精制柴油泵升壓后，依次經(jīng)穩(wěn)定塔底重沸器、精制柴油/低分油換熱器及精制柴油空冷器冷卻至50℃出裝置。產(chǎn)品分餾塔采用重沸爐作熱源。產(chǎn)品分餾塔頂粗汽油經(jīng)穩(wěn)定汽油/粗汽油換熱器換熱后進(jìn)入穩(wěn)定塔。塔頂油氣經(jīng)穩(wěn)定塔頂空冷器、穩(wěn)定塔頂后冷器冷凝冷卻至40℃后進(jìn)入穩(wěn)定塔頂回流罐中，進(jìn)行氣、油、水分離，閃蒸出的氣體至裝置外集中脫硫，油相經(jīng)穩(wěn)定塔頂回流泵升壓后全部作塔頂回流用，含硫污水自流出裝置由工廠統(tǒng)一處理。穩(wěn)定塔采用塔底重沸器作熱源。穩(wěn)定塔底油經(jīng)換熱、冷卻后出裝置。第六節(jié) 主要設(shè)備選擇一、主要設(shè)備匯總裝置共有設(shè)備約82臺(tái)，其中：　　 一期 二期增加反應(yīng)器　　　 　 1臺(tái) 　　塔　器　　 　 　1臺(tái) 1臺(tái) 　　換熱器　　　 　 14臺(tái) 5臺(tái) 空冷器 6片 1片　　容　器　　　　 16臺(tái) 1臺(tái) 　　加熱爐　　 　 　2 　　壓縮機(jī)　　 　 　4臺(tái) 　　泵 　　　　　 16臺(tái) 2臺(tái) 原料油過(guò)濾器 1 套 其它 11臺(tái) 合計(jì) 82臺(tái)（套 ） 主要設(shè)備規(guī)格見(jiàn)表461。主要引進(jìn)設(shè)備如下：表462 引進(jìn)設(shè)備及材料一覽表專(zhuān)業(yè) 項(xiàng) 目數(shù)量備注加熱爐部分爐管及彎頭自控部分