【正文】 入 口溫 度出 口操 作入 口壓 力出 口軸功率KW備 注八壓縮機類額定1新氫壓縮機*電動往復(fù)式 2新氫 5500402循環(huán)氫壓縮機電動往復(fù)式2循環(huán)氫26000453干氣制氫壓縮機電動往復(fù)式 2氫氣、干氣3000404尾氣制氫壓縮機電動往復(fù)式2氫氣1500405瓦斯氣增壓機電動往復(fù)式2瓦斯氣200040序號名 稱型 號流 量m3/h揚 程m軸功率KW數(shù)量臺備 注九泵類1加氫進料泵離心泵2511501603P3001A/B/C2注水泵往復(fù)泵800132P3002A/B3精制柴油泵離心泵162150622P3003A/B4分餾塔頂回流泵離心泵20158182P3004A/B5氨液泵2661P30056緩蝕劑泵離心泵1P30067注堿泵離心泵4001P30078污油泵離心泵9711P30089地下污油泵離心泵8481P300910堿液循環(huán)泵離心泵10541P301011硫化劑泵58P301112注硫化劑泵8352P3012A/B13穩(wěn)定塔頂回流泵離心泵4802P3013A/B 二期上14放空油泵離心泵9611二、主要設(shè)備的選擇動設(shè)備選擇、壓縮機、新氫壓縮機（共2臺，一開一備）根據(jù)工藝操作要求及流量變化范圍，該機采用對稱平衡型往復(fù)活塞式壓縮機，二級壓縮，二列布置，壓縮機正常工況軸功率約275kW，可采用355 kW增安型無刷勵磁異步電機驅(qū)動。穩(wěn)定塔底油經(jīng)換熱、冷卻后出裝置。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℃后進入穩(wěn)定塔頂回流罐中，進行氣、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。產(chǎn)品分餾塔采用重沸爐作熱源。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℃后進入產(chǎn)品分餾塔頂回流罐中，進行氣、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)定塔進料。二、二期生產(chǎn)流程簡述反應(yīng)部分與一期生產(chǎn)流程基本相同。反應(yīng)部分油從低壓分離器 經(jīng)不合格油線出裝置。反應(yīng)部分催化劑預(yù)硫化的同時，開工油引至柴油/低分油換熱器 ，向分餾部分進油，待柴油汽提塔建立液位后，分餾部分可以建立循環(huán)，這樣可以縮短開工時間。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行堿液循環(huán)。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)部進行循環(huán)。新鮮堿液由槽車經(jīng)注堿泵 ）升壓后注入到混合器上游側(cè)。催化劑再生流程中采用了注氨、注堿措施。、催化劑再生流程催化劑在運轉(zhuǎn)過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，催化劑再生采用氮氣－空氣循環(huán)再生方法。氣體自高壓分離器頂部排出，大部分材進入循環(huán)機進行循環(huán)，小部分排至裝置外。DMDS自硫化劑罐來，經(jīng)計量后與來自反應(yīng)流出物/反應(yīng)進料換熱器 的氫氣混合后，進入反應(yīng)進料加熱爐 ，按催化劑預(yù)硫化升溫曲線的要求升溫，通過反應(yīng)器 中催化劑床層進行預(yù)硫化。催化劑硫化前先用硫化劑泵把DMDS抽入硫化劑罐中。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行預(yù)硫化。緩蝕劑自緩蝕劑罐經(jīng)緩蝕劑泵注入塔頂管道。含硫含氨污水與高分污水一起送出裝置。閃蒸出的氣體排至催化裝置。分餾部分從反應(yīng)部分來的低分油經(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。高分油相在液位控制下經(jīng)減壓調(diào)節(jié)閥進入低壓分離器，其閃蒸氣體排至工廠燃料氣管網(wǎng)。高分氣(循環(huán)氫)經(jīng)循環(huán)氫壓縮機入口分液罐分液后，進入循環(huán)氫壓縮機升壓，然后分兩路：一路作為急冷氫進反應(yīng)器；一路與來自新氫壓縮機的新氫混合，混合氫與原料油混合作為反應(yīng)進料。為了防止反應(yīng)流出物中的銨鹽在低溫部位析出，通過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。該反應(yīng)器設(shè)置三個催化劑床層，床層間設(shè)有注急冷氫設(shè)施。第五節(jié) 工藝流程說明一、一期生產(chǎn)流程簡述反應(yīng)部分自罐區(qū)來的原料油在原料油緩沖罐的液面和流量控制下，通過原料油過濾器 除去原料中大于25微米的顆粒后，進入原料油緩沖罐，原料油緩沖罐用燃料氣氣封。 循環(huán)氫壓縮機采用電動往復(fù)式，兩臺，一開一備。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塔頂系統(tǒng)的腐蝕。催化劑再生采用氮氣空氣循環(huán)器內(nèi)再生方式時，再生過程的注堿系統(tǒng)采用堿液循環(huán)流程，降低堿耗，減少污染。催化劑按器外或器內(nèi)再生考慮。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)品進空冷器溫度盡可能低，提高加熱爐入口溫度，減小加熱爐負荷，降低裝置能耗。裝置內(nèi)設(shè)置自動反沖洗過濾器，脫除大于25微米的固體顆粒，并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。反應(yīng)器入口溫度通過調(diào)節(jié)加熱爐燃料來控制，床層入口溫度通過調(diào)節(jié)急冷氫量來控制。采用熱壁反應(yīng)器。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。六、主要工藝操作條件裝置主要工藝操作條件估計值見表444。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。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?！虼水a(chǎn)生兩個不同壓力等級的含硫氣體。其特點是低分油先進分餾塔分餾，把汽油全部拔出，塔底分出精制柴油。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。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。該方案流程簡單，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法進入系統(tǒng)燃料氣管網(wǎng)，排至火炬系統(tǒng)，造成資源浪費等問題。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：單塔流程、雙塔流程和汽油穩(wěn)定流程。熱高分流程的特點是熱能利用較好，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。要考慮的經(jīng)濟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。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。根據(jù)加工原料的情況和用戶對產(chǎn)品質(zhì)量的要求，本裝置選擇加氫精制工藝。表443 RN10催化劑的組成和質(zhì)量指標形狀三葉草形。截止到2001年底，我國已有90余套加氫精制裝置正在運轉(zhuǎn)，其中絕大部分是采用國內(nèi)技術(shù)和國產(chǎn)催化劑，并由國內(nèi)自行設(shè)計和建造。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, %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個單位，%m。到2001年底，RN10催化劑已在多套工業(yè)裝置成功應(yīng)用。并通過石化總公司的鑒定。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%。表442 FH98催化劑的組成和質(zhì)量指標形狀三葉草形尺寸，mm(，)(2～8)側(cè)壓強度，N/粒≮150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。該劑至今已在多套工業(yè)裝置成功應(yīng)用。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。表441 國產(chǎn)加氫精制催化劑的外型及適用范圍型號FH5ARN1RN10FDS4FH98形狀球狀三葉草三葉草三葉草三葉草應(yīng)用 范圍中東高硫直餾柴油及二次加工汽柴油的深度脫硫二次加工煤、汽、柴油、減壓蠟油餾份油的脫硫、脫氮、脫芳中間餾分油、重質(zhì)餾分油脫硫中壓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，成功開發(fā)了新一代劣質(zhì)二次加工油品加氫精制催化劑FH98。國內(nèi)近年來也已開發(fā)了多種具有世界先進水平的﹑高性能的餾分油加氫精制催化劑。獨聯(lián)體的列寧石油化工科學(xué)生產(chǎn)聯(lián)合體開發(fā)的KrM70催化劑也具有很高活性。E）于1992年實現(xiàn)商業(yè)應(yīng)用的催化劑RT601，采用新型Al2O3載體，使用先進的促進劑浸漬技術(shù)，催化劑活性高，特別適合于加工重質(zhì)﹑劣質(zhì)原料。對于二次加工原料則采用KF840； KF848是最新開發(fā)的具有極高脫硫、脫氮、脫芳及加氫活性的精制催化劑，不僅適用于加氫精制裝置、而且適用于加氫裂化的原料預(yù)精制，F(xiàn)CC原料加氫預(yù)處理。其中有代表性的主要有：荷蘭阿克蘇AKZO公司目前最好的脫硫催化劑是KF75 KF840及KF848。新進展主要體現(xiàn)在高活性、高穩(wěn)定性、低成本新型催化劑的研究和開發(fā)上。柴油加氫精制的目的是脫硫、脫氮和解決色度及貯存安定性的問題，滿足日益嚴格的環(huán)保要求，同時少量提高柴油的十六烷值。從2005年7月1日起，全國執(zhí)行《世界燃油規(guī)范》II柴油類標準。從2002年1月1日起，我國柴油產(chǎn)品執(zhí)行GB2522000標準，硫含量≯%，氧化安定性（總不溶物）≯ mgKOH/100ml，十六烷值＞45（中間基或環(huán)烷基原油生產(chǎn)的各號輕柴油允許十六烷值≮40）。作為車用燃料供應(yīng)商的各煉廠，按期生產(chǎn)符合市場要求的清潔燃料，既是達標的基本要求，也是生存的必由之路。提高儀表控制、安全衛(wèi)生和環(huán)境保護水平。采用先進合理、成熟可靠的工藝流程。表423 一期產(chǎn)品預(yù)期性質(zhì)項 目粗石腦油精制柴油SPGR硫含量,ppm～≤300氮含量,ppm～≤200烯烴，v%1十六烷值～27粘度，(20℃) mm2/s餾程，℃ IP/10%93/55183/20130%/50%130/142235/25670%/90% 153/163281/35495%/EP177/207367/去向去催化裝置分餾塔去產(chǎn)品罐區(qū)表424 二期產(chǎn)品預(yù)期性質(zhì)項 目粗輕油精制石腦油精制柴油SPGR硫化氫含量,%m～硫含量,ppm～～≤300氮含量,ppm～～≤200烯烴，v%11十六烷值～40粘度，(20℃) mm2/s餾程，℃ IP/10%105/1948/76177/20930%/50%21/30117/130242/26570%/90% 39/55145/162294/34195%/EP70/112169/175356/367去向去催化裝置吸收穩(wěn)定系統(tǒng)去產(chǎn)品罐區(qū)去產(chǎn)品罐區(qū)第三節(jié) 裝置物料平衡物料平衡見表43表432。進裝置的邊界條件為：溫度 40℃，壓力 ～（G）。C8874色號 腐蝕原料流量，t/h原料20176。C),mm2/s粘度，(50176。C510芳烴含量10%蒸余物殘?zhí)迹?m灰分，%酸度，mgkoH/100ml銅片腐蝕（50176。CIBP/5%/10%30%/50%70%/90%95%/EP30/45/60107/124140/156164/178203/215/221244/273301/338346/352175/200/256/354365(92%)/硫含量：ppm49006500550055005780氮含量：ppm2001750~1300~13001260堿氮含量：ppm1091苯胺點：176。表421 原料油性質(zhì)方案號原料一原料二原料三工況一工況二項 目焦化汽油焦化柴油催化柴油催化柴油混合油加工規(guī)模 萬噸/年設(shè)計加工量 萬噸/年