柴油加氢精制说明书

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1、1.2.3.4.5.6.7.8.9.10.11.12.13.目录总论一 11.1. 加氢的目的、意义 11.1.1. 原油重质化、劣质化 11.1.2. 环保要求越来越高一 11.1.3. 特殊产品 11.2. 加氢精制的原理一11.3. 加氢精制催化剂21.4. 加氢精制的工艺条件及影响因素21.4.1. 力口氢精制压力一 21.4.2. 力口氢精制温度一 31.4.3. 空速的影响 31.4.4. 氢油比的影响 41.5. 加氢精制的优缺点 4工艺流程说明 52.1. 技术路线选择52.2. 流程叙述一52.3. 本装置流程特点 6原料和产品 7油品性质 9工艺操作条件 10装置物料平衡

2、11工艺计算结果汇总一 13自控方案说明16平面布置说明 17生产控制分析项目一 18人员定编 19装置对外协作关系一 20环境保护及消防安全 2113.1. 排除“三废”数量和处理 2113.1.1. 废气2113.1.2. 废水 2113.1.3. 废渣 2113.2. 噪音处理 2113.3. 安全生产和劳动保护211. 总论1.1. 加氢精制的目的、意义1.1.1. 原油重质化、劣质化20世纪 90 年代中期，全球炼油厂加工原油的平均相对密度为0.8514，平均 硫含量（质量分数，下同）为 0.9。进人 21 世纪后，原油平均相对密度升至 0.8633， 含硫量升至1.6。原油密度升高

3、，硫含量增大是 21 世纪原油质量变化的总体趋 势。很多由这些重质、劣质原油生产出来的油品都需要加氢精制以提高质量【1】。1.1.2. 环保要求越来越高虽然原油质量不断劣质化，但世界各国对车用燃料油的质量要求仍然在不断 提高。以柴油硫含量为例，美国已经开始要求 l0ppm 的超低硫柴油，欧洲也开始 执行硫含量v50ppm的标准。国内而言，在北京，2005年已参照欧III排放标准执 行，硫含量控制在350ppm以内，2007年参照欧W排放标准执行，硫含量控制在 50ppm 以内。可以预期，国内燃油质量指标必将进一步升级与国际标准接轨【2】。1.1.3.特殊产品某些特殊产品，如食品级的石蜡，对其中

4、的重金属杂质含量、硫含量以及不 饱和程度的要求非常苛刻，而加氢精制可以使其达到质量要求。1.2. 加氢精制的原理加氢精制（也称加氢处理），是指在氢压和催化剂存在下，使油品中的硫、 氧、氮等有害杂质转变为相应的硫化氢、水、氨而除去，并使烯烃和二烯烃加氢 饱和、芳烃部分加氢饱和，以改善油品的质量。有时，加氢精制指轻质油品的精 制改质，而加氢处理指重质油品的精制脱硫。加氢精制可用于各种来源的汽油、煤油、柴油的精制，催化重整原料的精制， 润滑油、石油蜡的精制，喷气燃料中芳烃的部分加氢饱和，燃料油的加氢脱硫， 渣油脱重金属及脱沥青预处理等。氢分压一般分110MPa，温度300450C。 催化剂中的活性金

5、属组分常为钼、钨、钴、镍中的两种（称为二元金属组分）， 催化剂载体主要为氧化铝，或加入少量的氧化硅、分子筛和氧化硼，有时还加入 磷作为助催化剂。在加氢精制过程中，各类物质加氢反应活性总体趋势为：脱金属二烯烃饱 和脱氧单烯烃饱和脱硫脱氮芳烃饱和。加氢精制中还存在加氢裂解副反 应，可以从催化剂等途径控制副反应的发生。100万吨/年催化柴油加氢精制(末期)说明书 21.3. 加氢精制催化剂加氢技术主要包括催化剂及其工艺技术的开发。而开发出高活性加氢催化剂 是提高加氢精制技术的核心。传统加氢精制催化剂一般以切族金属为活性组分，人们对加氢催化剂进行了 多种研究与试验，认为加氢催化剂的活性组分基本上有3大

6、类：Co-Mo，Ni-Mo 与 Ni-W 三个系列。对这三个系列的研究结果表明：加氢脱硫的活性顺序是 Co-MoNi-MoNi-W；加氢脱N的活性顺序是Ni-WNi-MoCo-Mo；芳烃、烯 烃加氢饱和的活性顺序是Ni-WNi-MoCo-Mo。在新型加氢催化剂的开发研究 方面，人们除了继续优化硫化物催化体系外，还对过渡金属碳化物和氮化物进行 了大量研究。虽然过渡金属氮化物和碳化物催化剂的 HDS 初始活性高于硫化物 催化剂，但其稳定性较差。 20世纪90年代后期，许多研究者发现， WP 作为一 种新型的加氢精制催化剂，具有良好的加氢脱氮(HDN)和加氢脱硫(HDS)性能。 这是因为过渡金属磷化

7、物不仅具有优良的 HDS 和 HDN 活性，而且其稳定性很 高【3】。载体在加氢精制催化剂中起担载活性组分和获得高分散率活性组分的作用， 优良的载体可提高贵金属催化剂的效率和降低催化剂的成本。因此载体性质是影 响加氢精制催化剂性能的重要因素之一。工业用Y -A12O3因具有高比表面积和高 熔点等特点，广泛应用于加氢精制过程。目前，国内外研究者已经开始致力于三 元及至多元载体的考察，今后的工作重点是进一步研究多组分氧化物载体的复合 技术，探讨多组分氧化物载体负载后的构效关系，并找出复合型催化剂载体组成、 微相结构的一般规律，为其应用提供理论依据。同时寻找更多的单组分氧化物用 于多组分复合，使其取

8、代氧化铝载体在工业上使用成为可能。我国开发研制的加氢催化剂很多，代表性的有FH-5, RN-1与RN-10等催化 剂。据研究表明， FH-5 催化剂的脱硫能力优于脱氮能力，当原料含氮量明显增 加时，脱氮能力明显下降，而脱硫能力变化不大，较适合于加工高硫的原料，如 进口中东原油的各种馏分油及重油催化裂化柴油的加氢精制。 RN-1 与 FH-5 相 比，在脱氮活性和芳烃加氢饱和上有一定的优势，而 RN-10 具有较强的脱硫脱 氮能力，尤其脱氮能力明显优于FH-5及RN-1，原料中含氮明显增大时，其活性 保持不变或下降不明显，适合加工高硫高氮原料，如国产原油(属高氮原油)的各 种馏分油及重油催化裂化

9、柴油的加氢精制。本次柴油精制装置采用RN-1催化剂， 属于W-Ni型催化剂【4】。1.4. 加氢精制的工艺条件及影响因素1.4.1 加氢精制压力反应压力的影响是通过氢分压来体现的。加氢装置系统中的氢分压决定于操 作压力、氢油比、循环氢纯度以及原料的汽化率。柴油馏分（180360C ）加氢精制的反应压力一般在4.08.0MPa （氢分压 3.07.0MPa）。柴油馏分在加氢精制条件下可能是汽相，也可能是汽液混相。在 处于汽相时，提高压力使反应时间延长，从而提高了反应深度，特别是脱氮率显 著提高，这是因为脱氮反应速度较低，而加氢脱硫在较低的压力时已有足够的反 应时间。如果其它条件不变，将反应压力提

10、高到某个值时，反应系统会出现液相， 有液相存在时，氢通过液膜向催化剂表面扩散的速度往往是影响反应速度的控制 因素，提高反应压力会使催化剂表面上的液层加厚，从而降低了反应速度。如果 压力不变，通过提高氢油比来提高氢分压，则精制深度会出现一个最大值。出现 这种现象的原因是：在原料完全汽化以前，提高氢分压有利于原料汽化，而使催 化剂表面上的液膜减小，也有利于氢向催化剂表面的扩散，因此在原料油完全汽 化以前，提高氢分压（总压不变）有利于提高反应速度。在完全汽化后提高氢分 压会使原料分压降低，从而降低了反应速度。因此，为了使柴油加氢精制达到最 佳效果，应选择有利于刚刚完全汽化时的氢分压。1.4.2 加氢

11、精制温度对于不同的原料、不同的催化剂，反应的活化能不同，因此提高反应温度对 反应速度提高的幅度也不同。活化能越高，提温使反应速度提高得也越快。但是， 由于加氢精制反应是放热反应，从化学平衡上讲，提高反应温度会减少正反应的 平衡转化率，对正反应不利。在加氢精制通常的使用温度下，脱硫反应不受热力 学控制，因此，对于馏分油的加氢脱硫，提温提高了总的脱硫速度；对于脱氮和 芳烃饱和反应，在一定反应条件下，究竟是受热力学控制还是受动力学控制需要 做具体分析。工业上，加氢装置的反应温度与装置的能耗以及氢气的耗量有直接 关系，最佳的反应温度应是使产品性质达到要求的最低的温度。因此，在实际应 用中，应根据原料性

12、质和产品要求来选择适宜的反应温度。1.4.3 空速的影响空速是指单位时间里通过单位催化剂的原料的量，它反应了装置的处理能 力。空速大意味着单位时间里通过催化剂的原料多，原料在催化剂上的停留时间 短，反应深度浅；相反，空速小意味着反应时间长，因此无论从反应速度还是化 学平衡上讲，降低空速对于提高反应的转化率是有利的。但是较低的空速意味着 在相同处理量的情况下需要的催化剂数量较多，反应器体积较大，装置建设投资 （包括反应器和催化剂的费用）大，这在工业上是不希望的。因此，工业上加氢 过程空速的选择要根据装置的投资、催化剂的活性、原料性质、产品要求等各方 面综合考虑。1.4.4 氢油比的影响加氢过程是

13、放热反应，大量的循环氢可以提高反应系统的热容量，从而减少 反应温度变化的幅度；高氢分压可以使油分压降低，降低了油汽化温度，从而降 低了反应温度。因此，加氢过程中需要将大量氢气循环使用，其所用的氢油比往 往大大超过化学反应所需的数值。提高氢油比意味着氢分压的提高，这需要增大 循环压缩机的流量，动力消耗增大，从而操作费用增大。因此适宜氢油比的选择 也是一个经济上的优化问题。1.5. 加氢精制的优缺点加氢精制能有效地使原料油中的硫、氮、氧等非烃化合物氢解，使烯烃、芳 烃选择加氢饱和并能脱除金属和沥青质等杂质，具有处理原料范围广，液体收率 高，产品质量好等优点【5】。通过加氢精制改善油品质量在炼油厂中

14、得到了很好的应用，但加氢精制装置 设备昂贵，操作费用大而且氢耗很高，中小炼油厂难以承担。因此，一些非加氢 精制技术如溶剂精制、吸附精制等也得到了广泛的应用。2. 工艺流程说明2.1. 技术路线选择根据原料性质，选择柴油加氢精制的主要工艺条件有：反应器压力 4.0MPa， 反应器入口温度320 摄氏度（末期），体积空速2.5，氢油比300。脱硫率在90% 左右，产品收率达 99.5%以上。反应过程中有少量焦炭沉积，降低了催化剂活性， 可以通过控制燃烧法再生，使催化剂寿命可达56年。考虑到本装置的原料是 催化裂化柴油，所以压力为4.0MPa,若原料为焦化柴油，则压力应提高到6.0 8.0MPa。2

15、.2. 流程叙述原料油经换热器和加热炉加热至338.5C，然后与混合氢混合进入固定床反 应器，在氢压下发生加氢脱硫、脱氮、脱氧、烯烃饱和、多环芳烃环烷化、脱金 属 、烃裂解等各种反应，总反应为放热反应。根据原料情况和加氢深度，催化 剂采用单层装填，反应器中间不注冷氢。反应生成物经一系列换热冷却后，进高 压分离器闪蒸分出循环氢循环使用；高分液体则经低压分离罐进一步分离轻烃并 溶解除去h2s后送往汽提塔汽提。催化裂化柴油（T=40C, P=0.3MPa, G=125000Kg/hr）自罐区来，先进入 原料油缓冲罐V101,经原料油泵P101后，压力P升至4.4MPa。然后进入换热 器E103进行预

16、热，与经换热器E102换热降温后的反应物进行换热，温度T升 至237.1 C，压力P降至4.3Mpa,然后进入加热炉F101进行加热。在加热炉里， 原料油先经对流室，温度T升至261.8C,然后进入辐射室，进一步升温至 338.5C，压力P降至4.1 MPa。原料油出加热炉后与300C的混合氢混合并进入 反应器 R101。新氢（重整氢）（T=40C,P=1.5MPa,G=3375Kg/hr）至罐区来，先进入缓冲罐 V102， 然后经新氢一级压缩和一个水冷器 E105 和二级压缩之后， T=97.62C,P=4.5MPa，再与 T=58.15C,P=4.5MPa,G=8596.74Kg/hr 的

17、循环氢混合 形成混合氢（T=70.6C,P=4.5MPa,G=11971.74Kg/hr）。混合氢经换热器E101和 反应产物换热后，T=300C, P=4.1 MPa,然后与T=338.5C的原料油混合作为反 应物，其G=136971.74Kg/hr, 一同进入反应器R101进行反应。反应器的入口 T=320C, P=4.0 MPa,出口处 T=358C, P=3.9 MPa。反应器R101的产物经E101与混合氢换热后，T=330C, P=3.8 MPa，然后 进入E102与经E202换热后的反应产物（低分罐出料）换热，换热后T=270C, P=3.7 MPa，之后经E103与原料油换热，

18、T=120C, P=3.6 MPa。在此处注入工100万吨/年催化柴油加氢精制(末期)说明书 6业软水，G=3750Kg/hr, T=40C。软水和反应产物一起进入水冷器E104冷凝后 T=40C, P=3.5 MPa。接着，物料进入高压分离罐V105，排除含硫、含氮污水 和含氢气体，污水从V105的底部排除，含氢气体从顶部离开，其中G=2225Kg/hr 的气体作为高分排放，用以平衡系统总压，另一部分 G=8596.74Kg/hr 作为循环 氢使用。循环氢自高分罐出来后先进入循环氢脱油罐 V106 脱除油分，出 V106 后，T=40C，P=3.5 MPa，经循环氢压缩机C102 后，其T=

19、58.15C，P=4.5 MPa， 再与新氢(T=97.62C,P=4.5 MPa)混合。经高分罐分离后的反应产物T=40C， P=3.5 MPa，G=126150Kg/hr，进入低压分离罐V107,再排放掉残余的含硫气体, 其 G=387.5Kg/hr。分离后的反应产物 T=40C，P=0.7 MPa，G=125692.5Kg/hr， 这些物料经换热器 E202 与汽提塔塔釜产物精制柴油进行换热，换热后 T=115C，P=0.7MPa，G=125692.5Kg/hr，再进入 E102 与经 E101 的换热后的反 应产物进行换热，使其T=200C，P=0.36 MPa,然后物料进入汽提塔，其

20、气化率 为 5% 。物料从第14块塔板处进入汽提塔，过热蒸汽从第一块塔板下方进入塔内， 其T=300C，P=0.4 MPa，G=3750Kg/hr。在汽提塔内，蒸汽向上带走物料中的粗 汽油、溶解气等成分，将柴油提纯。塔顶出料T=147C，P=0.35 MPa，经水冷器 E201冷凝后，T=40C。之后物料进入回流罐，在回流罐中，溶解气自上方排出, 其G=2605Kg/hr，水和粗汽油从下方排出，水的排出量G=3750Kg/hr，粗汽油的 一部分抽出作为回流，G=8799.8Kg/hr，另一部分作为塔顶产品，G=1900Kg/hr。 缓蚀剂自缓蚀剂罐来，经泵P104打入汽提塔顶，以防止H2S腐蚀

21、管线。塔釜出料T=194C，P=0.37 MPa，进入E202与低分罐出料进行换热，换热 后，T=120C，P=0.27 MPa，然后进入冷却器E203冷却至T=50C，进入柴油脱 水罐V110，脱除产品中少量水分后，得到目标产品精制柴油，其质量流量 G=121187.5Kg/hr。2.3. 本装置流程特点1) 本装置采用催化裂化柴油为原料，氢气来源为重整氢。2) 原料油和氢气的混合采用炉后混氢形式，降低了对加热炉材质的要求。3) 装置采用冷高分流程，高分后的液体进入冷低分罐进行进一步分离。4) 原料油缓冲罐用重整氢或氮气进行保护，防止生胶。5) 装置采用RN-1型催化剂，这种催化剂在脱氮活性

22、和芳烃加氢饱和上有 一定的优势，适用于催化裂化柴油，并且工艺条件缓和。6) 不设循环氢脱硫，利用高压分离器排放掉一部分H2S保证循环氢纯度。7) 在换热器E104前注软化水，以防止管道堵塞。8) 汽提塔采用水蒸气汽提，汽提塔顶加缓蚀剂以防H2S腐蚀。3. 原料和产品 本装置处理的原料油为重油催化裂化柴油，含有烯烃和芳烃，其中硫、氮、 氧等杂质的含量较高，产品质量差、安定性差、不易保存，易生成胶质和沉渣。 如果直接使用对机器的损害很大。本装置采用单塔气提精制柴油，所以只能保证主要产品精制柴油的纯度，而 另一产品粗汽油的纯度不能得到保证。表 3.1 原料油，中间产物，产品的性质数据项目原料油生成油

23、精制柴油粗汽油密度d4200.86420.85780.85950.7350凝点C-5-6闪点C7285含硫ppm1800180含氮ppm26158硫醇硫ppm151碱性氮ppm17912溴价 gBr2/100g20.54.1十六烷值41.543.1酸度 mgKOH/100ml5.80.14实际胶质mg/100ml65.620铜片实验（100，3hr）合格色度(ASTM D1500)3.51.0平均分子量197.34194.43196.0199.37IBP1821082025310%21921621874恩30%24524324387恩50%267268268105蒸70%29129029013

24、6馏90%321320320162EBP339338338180表3.2柴油加氢精制中气体的组成（mol%）新氢循环氢反应前反应后低分罐低分罐回流罐回流罐组分重整氢高分排 放混合氢生成气溶解气排放气排放气溶解气氢87.6880.8683.0877.602.0043.102.030.42甲烷4.8110.458.6610.395.4520.715.583.43乙烷3.415.074.545.8322.8518.8522.7321.58丙烷2.312.042.132.9826.989.327.0628.21丁烷1.610.831.081.8128.404.8328.4630.77戊烷0.000.1

25、50.100.479.20.969.2910.09硫化氢0.000.600.410.815.392.554.855.50氨0.000.000.000.110.000.000.000.00平均分子量5.506.506.187.9544.4918.1144.4646.424. 油品性质表4.1 油品性质计算结果项目原料油加氢生成油精制柴油粗汽油d 2040.86420.85780.85950.7350d 15.615.60.86840.86200.86370.7399比重指数（API）31.4532.6532.3359.74特性因数K11.3711.4311.4211.89十-六烷值41.3242

26、.94平均分子量197.34194.93196.0199.37平均 沸点Ctv268.6266.8267.8112.8tw270.6268.9269.8115.5tm257.8255.7257.0101.8tcu266.4264.5265.5110.1tme262.1260.1261.3105.9临界温度C455.1451.9453.1289.5临界压力atm19.7219.5119.5229.07焦点温度C487.8485487358焦点压力 atm26.527.026.753.8在1atm平 衡 闪 蒸八、C0%231.8175.8240.383.95%23820010%244.8241.

27、5245.190.420%25325130%262.5259.9262.099.150%275.4272.1276.9109.470%292.0290.1292.0131.690%304.3302.5304.3142.0100%309.1307.2309.1146.85. 工艺操作条件本装置年处理量为100万吨，反应阶段为末期，反应器温度为320C，回流比为 4.63，每年开工时数为 8000 小时，其它的主要操作条件见下表：表 5.1 柴油加氢精制主要操作条件项目数值反应部分催化剂RN-1 (Ni0-W03/Al203)反应器温度320 (末)反应器压力MPa4.0氢油比V/V300体积空速

28、hr-12.5高分罐压力MPa3.5低分罐压力MPa0.7注水量w%3.0汽提部分汽提塔顶压力MPa0.35回流罐压力MPa0.30塔顶回流比R4.63汽提蒸汽量W%3.06. 装置物料平衡该部分的计算包括装置总物料平衡计算、各类加氢反应的耗氢量及反应放热 量的计算、加氢精制装置纯氢消耗量的计算和加氢装置内硫化氢的平衡计算，共 5 项内容。计算结果分别列表如下：表 6.1 装置总物料平衡表 年开工时数以 8000 小时/年）物料项目物料量重量%公斤/小时吨/天入 方原料油1250003000100重整氢3375812.70总计1283753081102.70出方精制柴油121187.52908

29、.596.95粗汽油190045.61.52高分排放气222553.41.78低分排放气387.59.30.31回流罐排放气260562.522.084溶于水中的硫化氢27.50.660.022溶于水中的氨气300.720.024设备漏损12.50.30.01总计1283753081102.70注: 粗汽油包括 0.03 的溶解气在内表 6.2 各类加氢反应的耗氢量汇总表项目化学耗氢量重量分数Nm3/T原料油Kg/hr%1加氢脱硫2.3426.1525.432加氢脱氮1.2614.0782.933加氢脱氧0.09661.0780.224烯烃饱和22.96256.2553.185芳烃饱和6.29

30、70.25414.586加氢裂解10.22114.01723.66总计43.17481.829100表 6.3 反应放热计算汇总表项目反应放热量重量分数Kcal/T原料油Kcal/hr%1加氢脱硫1405.921757403.592加氢脱氮756.84946051.933加氢脱氧57.957243.50.154烯烃饱和28929.6361620073.905芳烃饱和3399.194248998.686加氢裂解4597.16574644.3811.75总计39146.664.893 106100表 6.4 加氢精制装置纯氢消耗量汇总表项目kg/hrT/d重量入方新氢1076.07325.8310

31、0出 方1化学耗氢481.82911.5644.782排放耗氢553.5813.2951.443溶解耗氢20.8230.49981.944机械漏损19.8410.4761.84总计1076.07325.83100表 6.5 氢装置内硫化氢平衡表项目kg/hrT/d重量产生加氢脱硫反应215.165.16100排放1高分排放69.831.6832.462低分排放18.550.458.623回流罐排放96.622.3244.914水中溶解27.500.6612.785漏损2.660.051.23总计215.165.161007. 工艺计算结果汇总加氢反应器为轴向热壁式固定床反应器，采用RN-1催化

32、剂。其计算结果列表如下：表 7.1 加氢反应器计算结果汇总表(末期)项目计算结果温度C反应器入口320反应器出口358压力MPa反应器入口4.0反应器出口3.9氢分压MPa反应器入口3.070反应器出口2.619气相负荷kg/hr48096.74液相负荷kg/hr88875催化剂装入量m357.86反应器内径D mm3600床层咼度H mm6010切线高度L mm8610H/D1.7L/D2.5空床截面气体线速u (m/sec)0.0802单位长度床层压降 p/H (kg/cm2/m)0.1085催化剂床层压降4 p (kg/cm2)0.6519内部构件压降 p (kg/cm2)0.2反应器总

33、压降 p (kg/cm2)0.8519反应器材质壁厚& (mm)12 Cr-1Mo 6 =604内层堆焊层材质壁厚& (mm)E-3476 =5本装置汽提塔采用变截面塔，因为上下部分气液相负荷差距较大，上部塔径为2m,下部塔径为2.2m。具体计算结果如下表：表7.2 气提塔计算结果汇总（F1型浮阀塔盘，共24层塔盘，进料在14层）项目上部分馏段（24）下部气提段（14）温度C152.3200压力MPa0.360.38气相负荷m3/ sec1.2850.9492液相负荷m3/hr27.43175.60板间距Ht mm600600塔内径D mm20002200浮阀开孔率%10.085.0降液管面积

34、占塔盘面积%10.011.8降液管底缘hb mm4060出口堰咼度h mm5050降液管堰长1 mm14561368空塔气速w m/sec0.4090.2497阀孔气速wm/sec4.0584.994临界阀孔气速（Wh）c m/sec4.1355.148动能因数F09.4829.554wh/whc0.9810.97降液管内停留时间T sec24.845.61溢流强度E m3/(hr.m)18.864.18降液管流速u m/sec0.100.36塔盘压降4 p mmHg/块77塔体材质壁厚& mmA3R(16Mn-R)6 =14mm塔盘材质0Cr18Ni9Ti塔体总高度mm18800加热炉为对流

35、-辐射型盘管式圆筒炉,采用炉后混氢形式。在对流室除加热 原料油之外附带加热过热蒸汽。计算结果如下表：表 7.3 加热炉热负荷计算加热介质流量kg/hr入口温度C出口温度C热负荷万千卡/小 时原料 油对流段125000237.1261.75200辐射段125000261.75338.47666过热 蒸汽对流段375018030022冷换设备包括4 个换热器，4 个水冷器，热回收率达67.36%。计算结果汇总如下：表 7.4 换热器计算结果汇总表换热器编号E-101E-102E-103E-202操作介质管程反应产物气提塔进料原料油精制柴油壳程混合氢反应产物反应产物低分罐出料压力管程3.93.44.

36、50.37MPa壳程4.53.83.73.5入口温管程35811540194度。C壳程70.633027040出口温管程330200237.1120度C壳程300270120115流量管程136971.74125692.5125000121187.5kg/hr壳程11971.74136971.74136971.74125692.5换热负荷Q105kcal/hr37.53364.24134.6548.284对数平均温差 C134.45142.1353.0179.5总传热系数Kkcal/m2C .hr320320340250传热面积计算87.2141747242.9m2采用90.2142.3770

37、.3250换热器型号YA500-90.2-40/40-2YA700-142.3-40/40-4YA1100-770.3-40/40-4YA800-250-40/40-6换热器台数1111表 7.5 冷却器计算结果汇总换热器编号E-104E-105E-201E-203操作介 质管程反应产物新氢塔顶产物精制柴油壳程冷却水冷却水冷却水冷却水压力MPa管程入口3.61.50.350.27管程出口3.54.50.30.3壳程0.10130.10130.10130.1013入口温度。C管程12086.15147120壳程30303030出口温 度C管程40504050壳程906011090流量kg/hr管

38、程136971.74337517054.8121187.5壳程换热负荷Qx10-5kcal/hr57.841.666536.02542.450对数平均温差 C18.2022.9420.63724.66总传热系数Kkcal/m2C .hr600200500280传热面 积m2计算529.736.32349.0614.8采用53638.1355630.1换热器型号YA900-536.0-40/16-1YA450-38.1-40/40-2YA900-355-25/16-1YA1000-630.1-40/16-4换热器台数11118. 自控方案说明自动控制包括压力、液位、温度及流量四个方面。方案列表如

39、下表 8.1 压力控制序号编号控制对象名称调节阀形式备注1PIC-101原料油缓冲罐压力气开分程控制2PRC-102新氢压缩机出口压力气开3PRCAL-103燃料气罐压力气开串级4PIC-104加热炉炉膛内压力气关调节烟囱挡板开度5PdI-105反应器床层压降6PRCAHL-106高分罐压力气开角阀7PRCAH-107低分罐压力气开8PRC-201回流罐压力气开分程控制9PIC-202过热蒸汽压力气关表 8.2 液面控制序号控制仪表编号控制对象名称调节阀形 式备注1LRCAL-101原料油缓冲罐液位气开2LIC-102软化水罐液位气开3LRCAHL-103高分罐液位气开角阀4LRCAHL-10

40、4高分罐水界面气开角阀5LRCAH-105低分罐液面气开与FRC-202 （副）串级6LIC-106低分罐排水气开7LRC-201回流罐液面气关8LICAHL-202回流罐水界面气开9LRCAHL-203气提塔底液面气开10LIC-204柴油脱水罐气开表 8.3 温度控制序号编号控制对象名称调节阀形式备注1TRC-101加热炉入口温度三通合流阀冷：气开；热：气关2TRCHL-102加热炉出口温度气开与FRC-102 （副）串级3TRC-103反应器床层温度气关4TRC-201气提塔进料温度三通合流阀5TRC-202气提塔塔顶温度气关与FRC-201 （副）串级表 8.4 流量控制序号编号控制对

41、象名称调节阀形式备注1FRCAL-101原料油流量气开2FRC-102燃料气流量气开与TRC-102 （主）串级3FRC-103循环氢流量气关4FRC-201气提塔顶回流量气关与TRC-202 （主）串级5FRC-202气提塔进料流量气开与LRCAH-105 （主）串级6FIC-203气提蒸汽流量气开9. 平面布置说明装置的平面布置应遵循炼油化工厂企业防火规定和建筑设计防火规范， 并按照中国石化总公司颁布的 “工厂设计若干规定 ”对装置布置提出的 “流程通 畅，布局紧凑，缩短物流距离，尽量减少占地面积”的要求，达到安全、经济、 使用的目的【9】。根据炼油厂总的布置说明原则：设备要相对集中，并与

42、流程布置相结合的原 则。其具体原则如下：（1）符合炼油化工企业设计防火规定，此装置属于甲类火灾危险装置，安 排时要首先考虑消防问题，消防道路要符合防火要求。（2）设备与设备之间、与墙体之间要留有足够的空间，以便于人工操作管 理，巡回检查。（3）设备与管线的布置要力求紧凑、整齐、美观。同类设备集中，布局合 理，管线尽量走直线，少走弯路。（4）要给车间留下一定的发展余地， 110 万吨/年的加工量的工厂约占地 11000m3。（5）满足工艺流程顺序，尽量保证水平和垂直方向的连续性。（6）为楼上设备留下吊装口。（7）考虑建筑和环保上的要求。（8）考虑辅助设施和生活设施的布置。（9）考虑卫生、防腐、安

43、全和其他问题。（10）在满足上述条件下，要尽量少占用土地。10. 生产控制分析项目表 10.1 正常生产控制分析T分析、样 时间品 廻隔hr 项目原料油精 制 柴 油加 氢 生 成 油全 回 流 油重整氢循环氢混合氢低分排气回流罐排气高 分 罐 排 水回流罐排水密度2482424馏程2482424硫含量48824总氮含量482424碱氮含量4824溴价48824凝固点4824闪点24色度4824胶质4824腐蚀8酸度488粘度4824气体组成248242424H2S不定不定NH3不定不定11. 人员定编本装置操作人员共分四班，每班次设立正副各班长一人，相应的配备各操作岗位人员。表 11.1 装

44、置定员编制表序号岗位名称操作班数操作定员备注人/班总计1班长428正副班长各一名2反应操作员4143分馏操作员4144压缩机操作员4145司泵4146司炉4147工艺工程师18设备工程师19管理人员3主任，核算员，安全员10总计3312. 装置对外协作关系表 12.1 装置对外协作关系序号物料名称流量边界条件来源及去向单位数量温度。c压力MPa1催化柴油T/hr125400.2自油罐区来2重整氢Nm3/hr37800401.5自重整装置来3精制柴油T/hr121600.3出装置至油罐区4粗汽油T/hr1.9400.3出装置至油罐区5含硫气体Nm3/hr9459.4400.3出装置至气体脱硫6含

45、硫、油污水T/hr7.5400.3出装置至污水处理装置13. 环境保护及消防安全13.1. 排出“三废”数量和处理13.1.1. 废气废气主要来源于高分排放、低分排放、回流罐排放和原料油缓冲罐的气分器 排放。主要污染物 H2S 属于有毒有害气体。废气进入瓦斯罐作为炉子燃料或者 并入全厂火炬系统。13.1.2. 废水废水包括含硫废水、含油废水和含碱废水。含硫废水占原料的 6%，自高分 系统、低分系统以及回流罐排放而来；含油废水主要来自各个泵、容器的冷却和 冲洗用水；含碱废水为催化剂预硫化时产生。废水都送往污水处理系统处理。13.1.3. 废渣 废渣主要来自失活的催化剂以及开停工时清扫的污垢等。通

46、过与环保部门联 系进行统一处理。13.2.噪音处理噪音的来源有泵、氢压机、加热炉火嘴、电机设备、各放空口、管道和阀门。 对于泵和压缩机采用加消音罩或消音器；空冷器采用低噪音风机；电机设备 选用高效率低噪音 YB 型电机，对于功率大于 30KW 的电机加消音罩；管道和阀 门按规定流速设计。总体上噪音低于 85分贝，满足噪音控制标准。13.3.安全生产和劳动保护本装置符合炼油化工企业的设计防火规定，必须采用防爆电机，安装警报器 （防止气体泄漏），在设备和管线上安装安全阀，并定期检查，消除隐患。装置内的各种报警器、信号、自报系统、安全阀、通风装置等安全设备，必 须加以保护确保灵敏准确处于完好状态。装

47、置安全设施不得任意拆除、挪用或废弃，如需拆除必须经车间、生产运行 部门、总工程师或事业部经理批准，方可拆除。易燃易爆区、易产生化纤或粉体静电的装置，必须做好设备防静电接地；混 凝土地面、橡胶地板等导电性要符合规定。参考文献【1】 从义春，高金森，徐春明.国内外加氢技术的最新进展.当代石油石化，2003,11（12）： 29-32,43【2】 马丽，张登前，万国斌.清洁柴油超深度加氢脱硫研究进展.工业催化，2006,14：1-5【3】 姜旭，顾永和，王魏民，杨珊珊.柴油加氢精制催化剂研究进展.化学与黏合，2010,32（3）：61-65【4】 高劲松，王虹.重油催化裂化柴油加氢精制催化剂的选择.抚顺石油学院学报，1999,19（3）【5】 宦建波.劣质柴油非加氢精制技术.河南石油，2003,17（1）：60-63【6】 战风涛，吕志凤，李林等.催化裂化柴油非加氢精制方法的研究进展.石油大学学报，2000,24（3）：116-120【7】 石亚华，李大东.加氢脱硫技术的进展.炼油设计，1999,29（8）【8】 李继勋 .柴油加氢精制装置工艺技术路线的选择及其先进性分析 .科技创新导报，2010，（21）：84【9】 GB50160-2008 ，石油化工企业设计防火规范【10】陈绍洲，常可怡.石油加工工艺M.上海：华东理工大学出版社,1993