汽油加氢装置操作规程

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1、 汽油加氢装置操作规程60104t/a汽油加氢装置操作规程发行版本：A受控编码： 加氢装置操作法第一章 工艺技术规程- 1 -1.1概述- 1 -1.1.1设计依据- 1 -1.1.2设计原则- 1 -1.1.3设计范围- 1 -1.1.4选择性加氢脱硫单元概况- 1 -1.1.5 自控水平- 2 -1.1.6 平面位置- 2 -1.1.7 公用工程消耗- 2 -1.1.8主要技术经济指标- 3 -1.2.原料及产品的主要技术规格- 4 -1.2.1原料性质- 4 -1.2.2产品性质- 5 -1.2.3保护剂、催化剂及化学品性质及组成- 6 -1.3 装置物料平衡- 8 -1.4.主要操作条

2、件- 9 -1.5.工艺流程简述- 10 -1.5.1汽油切割部分- 10 -1.5.2加氢反应部分、汽提部分- 10 -1.5.3催化剂硫化- 11 -1.5.4催化剂初活稳定- 11 -1.5.5轻汽油脱硫醇部分- 11 -1.6.工艺技术特点- 18 -1.7.主要设备特点- 19 -1.8.装置消耗指标- 19 -1.9.装置能耗及节能措施- 23 -1.9.1装置能耗- 23 -1.9.2节能措施- 23 -1.10.生产控制分析- 23 -第二章 操作指南- 25 -2.1反应系统操作- 26 -2.1.1 反应器温度控制- 26 -2.2 汽提系统操作法- 31 -2.2.1 目

3、的- 31 -2.2.2 汽提塔的操作要点- 31 -2.2.3 汽提塔操作因素分析- 32 -第三章 开工规程- 33 -第四章 停工规程- 44 -第五章 专用设备工艺规程与操作法- 46 -5.1冷换设备操作法- 46 -5.1.1换热器的投用与切除- 46 -5.2机泵操作法- 54 -5.2.1 离心泵的操作法- 54 -5.2.2 柱塞计量泵操作法- 67 -5.3注水及注缓蚀剂操作- 75 -5.4烟道风机的操作规程- 76 -5.5加热炉操作法- 77 -5.5.1加热炉的工作原理- 77 -5.5.2加热炉的点火及停炉- 78 -5.5.3加热炉维修与保养：- 80 -5.6

4、循环氢压缩机- 81 -5.6.1系统简介- 81 -5.6.2工作原理- 81 -5.6.3仪控保护系统- 83 -5.6.4开车和停车- 83 -5.6.5 正常运行参数及注意事项- 85 -第六章 事故处理- 86 -6.1 事故处理总则- 86 -6.2事故处理- 87 -6.3 事故处理后的开工操作- 94 -第七章 安全技术与环境保护- 95 -7.1 一般安全技术规定- 95 -7.2 特殊危险操作- 96 -7.3 生产过程中危害因素分析- 97 -7.4主要防范措施- 101 -7.5 主要污染源和主要污染物- 103 -7.6设计采用的环保标准- 105 -7.7 环境保护

5、措施- 105 -7.8 装置内外关系- 106 -第八章 附录- 108 -8.1 设备规格表- 108 - 120 - 加氢装置操作法第一章 工艺技术规程1.1概述1.1.1设计依据（1）设计合同及其技术附件；（2）项目会议纪要；（3）有关科研单位基础技术数据；（4）建设单位提供的相关资料，公用工程条件等；（5）其他相关资料。1.1.2设计原则（1）认真贯彻执行国家有关标准、规范和相关规定。（2）选用国内外先进的工艺技术，提高装置的技术水平。（3）在满足装置的工艺要求、安全卫生要求、环境保护要求的前提下选用合理、可靠、优良的工艺路线及设备，尽量节省投资，增加效益。1.1.3设计范围设计范围

6、：60104t/a汽油加氢装置界区内全部设计。1.1.4选择性加氢脱硫单元概况（1） 规模：60104t/a,加工下限：40104t/a；加工上限：72104t/a。（2） 建设性质：新建。（3） 组成：轻重汽油切割、反应、压缩机、脱硫醇等部分。（3） 原料：催化汽油、氢气，自系统管道送入装置。（4） 主要产品：精制轻汽油、加氢重汽油，自装置管道送至系统。（5） 生产制度：本装置年开工时数按8000小时设计，连续生产，实行“四班三倒”制，定员共20人(未计入管理人员)，见表1.1.1。表1.1.1 装置定员表序号岗位名称操作操作定员管理人员备注班数人/班小计1班长4142内操人员4143外操人

7、员4284工艺工程师25设备工程师2合计4201.1.5 自控水平本装置为连续生产过程，采用DCS集中控制，对主要参数采用自动控制，以保证生产装置的安全操作、平稳运行，提高产品质量和经济效益；次要参数则在控制室内实现集中指示、记录，操作人员可根据工艺参数的变化采取相应的调整，以达到控制质量目的，所有仪表二次信号均引入中心控制室；不需经常观察的参数，则设置就地检测仪表。为保证安全生产，在重要的工艺部分设置紧急停车、放空系统；设置独立ESD系统；在装置内设置可燃气体和有毒气体检测报警器。1.1.6 平面位置本装置位于江苏新海石化有限公司内中部区域。装置周边设施及装置内布置满足现行标准规范要求。1.

8、1.7 公用工程消耗表1.1.2 公用工程消耗表序号名 称规 格单位用量来 源备 注小时用量年用量1041电10000V、380VKW.h1374.051042.96配电室2蒸汽1.0MPa,250t10.558.44系统管网3循环水0.4MPa,32t265.4212.32系统管网4除盐水0.5MPa,40t6.55.2系统管网5氮气0.4MPa,常Nm3144115.2系统管网6净化风0.6MPa,常Nm36048系统管网7非净化风0.6MPa,常Nm310080系统管网间断、最大8燃料气0.4MPa,40t0.1650.132系统管网1.1.8主要技术经济指标表1.1.3 主要技术经济指

9、标序号名 称单 位数 量备 注1设计规模t/a6031042原料、辅助材料2.1原料a催化汽油t/a603104b氢气t/a6642.2主要辅助材料及催化剂aFBN(保护剂)m34.2开工前一次装入bSHT-1(催化剂)m36.8开工前一次装入cFZC-100(保护剂)m30.9开工前一次装入dFZC-102B(保护剂)m31.8开工前一次装入eFGH-21(催化剂)m36.8开工前一次装入fFGH-31(催化剂)m312.4开工前一次装入g惰性瓷球m310.92开工前一次装入硫化剂（DMDS或CS2）开工时使用hDMDSt1.1理论需要量1.1t，准备1.6ti缓蚀剂t/a4.0贫胺液t/a

10、431043占地面积m26195建筑面积m21354“三废”排放量4.1烟气t/a3.7731044.2含硫污水t/a2.41044.3含油污水t/a4000间断，最大4.4废催化剂m3/a10.07厂家回收,年均4.5废瓷球m3/a3.64年均5定员人206能耗kg标油/t17.8787工艺设备总台数7.1反应器台27.2塔器台57.3容器台307.4换热器台177.5加热炉台17.6空冷器片67.7过滤器台37.8机泵台357.9压缩机台21.2.原料及产品的主要技术规格1.2.1原料性质1.2.1.1原料油原料油为催化汽油。原料油性质见表1.2.1。表1.2.1 原料油性质性 质催化汽油

11、LCNHCN比例，m%1004060密度，g/cm3(20)0.7260.6700.780硫含量，g/g800801263硫醇性硫，g/g2.57.0族组成（荧光法），%烷烃49.056.036.0烯烃32.041.022.0芳烃29.03.042.0RON9394.591.5馏程（D86）, IBP41358010%553810050%994213390%16860178FBP18975190 1.2.1.2新氢本装置所需氢气为新海石化制氢装置所产氢气，自系统管网送来。温度：40 压力：1.9MPa(g) 组成（V%）： H2： 99.99%CH4： 平衡CO+CO2：20g/gN2：平衡

12、合计：100%1.2.2产品性质主要产品为精制轻汽油、加氢重汽油。见表1.2.2。表1.2.2 预期产品性质性 质精制轻汽油加氢重汽油密度， g/cm3（20）0.6700.780硫含量，g/g70140硫醇性硫，g/g1012.0族组成，%烷烃56.043.0烯烃41.015.0芳烃3.042.0RON94.588.5初馏点358010%3810050%4213390%60178终馏点75190 1.2.3保护剂、催化剂及化学品性质及组成表1.2.3 保护反应器FBN-02系列鸟巢保护剂主要物理性能尺寸/规格比表面积(m2/m3)空隙率(%)单重(g)堆密度(kg/m3)平均抗压强度(kN/

13、粒)FBN-02-f4517/80目84674.23276142（横向）0.48（纵向）FBN-03Mini-f2513/300目154471.88.574033（横向）0.9（纵向）表1.2.4 SHT-1加氢催化剂主要性质项目指标分析方法化学组成，m%WO3+ MoO3+ NiO28.536.5比色法物理性质：外形三叶草型目测尺寸/mmf1.31.6(28)卡尺孔容/mLg-10.29低温氮吸附比表面积/m2g-1170低温氮吸附侧压强度/Ncm-1150渐进式强度仪装填密度/gcm-30.80表1.2.5 保护剂物化性质保护剂及催化剂牌号FZC-100FZC-102B孔容/mLg-10.

14、150.300.600.80比表面积/m2g-1130260330形状七孔拉西环直径/mm15.018.04.95.2长度/mm3.08.03.010.0堆积密度/gcm-30.750.850.440.50压碎强度/ Ncm-1200(N/粒)20表1.2.6 FGH-21/FGH-31催化剂的理化性质催化剂牌号FGH-21FGH-31孔容/mLg-10.450.40比表面积/m2g-1240210形状圆柱条圆柱条直径/mm2.53.01.31.6长度/mm3.08.03.010.0堆积密度/gcm-30.650.750.700.80压碎强度/ Ncm-110080活性炭主要指标和要求：活性炭

15、床层使用周期为34年。类型：椰壳活性炭，片状，粒度分布：35目。物化指标：表观密度0.450.5g/ml，强度98%，碘值1050mg/g，水分含量小于10%。实验指标：磺化酞菁钴吸附实验6，碱吸附量：0.5 g/g，碱中磨损实验96%。磺化酞菁钴主要指标：磺化酞菁钴首次使用按固定床活性炭的量计算，约占活性炭质量的4。以后床层再生时催化剂用量酌减，最低不少于2。主要指标：碱不溶物3%钴含量6%除臭精制液主要指标：密度（20）kg/m3 ：1000 1100PH 值 8脱硫醇活性SRSH 10ppm或博士试验阴性。碱液主要指标：氢氧化钠溶液：别名液碱、火碱、苛性钠，分子式：NaOH外观：无色透明

16、液体质量标准：执行GB/T 11199-2006表1.2.7 烧碱质量指标项 目质 量 指 标优级品一级品合格品氢氧化钠（%）30.030.030.0氯化钠（%）0.004 0.007 0.01碳酸钠（%）0.02 0.04 0.06三氧化二铁（%）0.0003 0.0005 0.0005 1.3 装置物料平衡表1.3.1 装置物料平衡表项目物料名称m%kg/ht/d104t/a备注进料催化汽油100.075000180060新氢0.11831.9920.0664合计100.11750831801.99260.0664出料精制轻汽油44.633450802.826.76加氢重汽油55.4415

17、53997.2733.24干气0.11801.9220.0664合计100.11750831801.99260.06641.4.主要操作条件表1.4.1 主要操作条件项 目指 标 名 称单 位设 计 参 数加氢精制一反应器R-2701空速h-15.5氢油体积比（反应器入口）300:1反应温度入口：180 出口：195反应器入口压力MPa(g)2.5加氢精制二反应器R-2702空速h-13.0氢油体积比（反应器入口）300:1反应温度（一段）入口：235(SOR)/280(EOR)出口：250(SOR)/305(EOR)反应温度（二段）入口：245(SOR)/290(EOR)出口：275(SOR

18、)318(EOR)反应器入口压力MPa2.1总耗氢（相对于重汽油总量）m%0.2预分馏塔C-2701塔顶温度73.3进料温度130.4塔底温度155.2塔顶压力MPa(g)0.05汽提塔C-2702塔顶温度89进料温度126.2塔底温度164.2塔顶压力MPa(g)0.1循环氢脱硫塔C-2703塔顶温度40进料温度40塔底温度41塔顶压力MPa(g)1.4气液分离罐D-2703温度40压力MPa(g)1.6反应进料炉F-2701出口温度235 (SOR)，280(EOR)负荷KW1266反应注水流量t/h3.0循环氢压缩机K-2701入口温度40入口压力MPa(g)1.4出口压力MPa(g)2

19、.5循环氢量Nm3/h235001.5.工艺流程简述1.5.1汽油切割部分催化裂化汽油由催化装置送至本装置后进入催化汽油聚结器（D-2719），再进入催化汽油缓冲罐（D-2701），经催化汽油泵（P-2701A/B）、催化汽油/1.0MPa蒸气凝结水换热器（E-2701）、催化汽油/重汽油换热器（E-2702）、催化汽油/二反产物换热器（E-2703）换热后，进预分馏塔（C-2701）进行轻重汽油的切割，塔顶轻汽油送至脱硫醇部分进行脱硫醇。塔底重汽油经重汽油泵（P-2702A/B）、催化汽油/重汽油换热器（E-2702）、重汽油过滤器（SR-2701A/B）送入重汽油缓冲罐（D-2702）。1

20、.5.2加氢反应部分、汽提部分重汽油经反应进料泵（P-2704A/B）提压后与循环氢压缩机（K-2701A/B）增压后的循环氢气混合，混合物料经混合进料/二反产物换热器（E-2705A/B）与二反产物进行换热，加热到一反进料要求温度后，在加氢精制一反应器（R-2701）进行二烯饱和反应，一反产物再经一反产物/二反产物换热器（E-2706）、反应进料加热炉（F-2701）加热到二反进料要求温度后进入加氢精制二反应器（R-2702）进行加氢脱硫反应，为防止反应器床层温度过高，通过急冷氢控制加氢精制二反应器（R-2702）的二床层入口温度。从加氢精制二反应器出来的二反产物经汽提塔底再沸器（E-270

21、9）、一反产物/二反产物换热器（E-2706）、混合进料/二反产物换热器（E-2705A/B）、催化汽油/二反产物换热器（E-2703）换热后再经二反产物空冷器（EC-2702AD）、二反产物后冷器（E-2711）冷却到40后进入气液分离罐（D-2703），在气液分离器罐进行气液分离，气体进入循环氢脱硫塔（C-2703）与贫胺液进行逆向吸收，脱除循环氢中H2S，后进入循环压缩机（K-2701A/B）作为循环氢和急冷氢使用，液体部分经加氢生成油/产品换热器（E-2707AC）换热后进入汽提塔（C-2702）脱除产品中的C1、C2、H2S等轻组分，塔底流出物经加氢生成油/产品换热器（E-2707A

22、C）、产品水冷器（E-2710）冷却，与经过脱硫醇的轻汽油混合后作为产品送出装置。从反应器出来的物料含有H2S、NH3等杂质，为防止铵盐堵塞，在催化汽油/二反产物换热器（E-2703）换热器入口和二反产物空冷器（EC-2702AD）入口管线上增设注除盐水系统。1.5.3催化剂硫化硫化采用湿法硫化，设注硫剂泵（P-2709A/B）和注硫剂槽（D-19206）等设施。硫化时，引入直馏汽油进装置，经过预分馏塔塔（C-2701）跨线进入反应系统（硫化过程不进切割塔），反应系统建立氢气循环。硫化剂由注硫剂泵（P-2709A/B）注入反应进料泵（P-2704A/B）入口线，在反应进料泵（P-2704 A/

23、B）入口处与直馏汽油混合，经正常反应流程，依次对一反（R-2701）和二反（R-2702）内催化剂进行硫化，反应器出口的物流经换热器E-2705A/B、EC-2702AD、E-2711冷却后在气液分离罐（D-2703）进行气液分离，罐顶气体进行循环，液体经硫化循环线返回原料油缓冲罐（D-2702）入口线循环使用，硫化过程生成的水从气液分离罐罐底排出。1.5.4催化剂初活稳定初活稳定由直馏汽油一次通过，初活稳定流程与正常操作流程相同，不再详述。1.5.5轻汽油脱硫醇部分轻汽油脱硫醇包括轻汽油预碱洗、抽提脱硫醇、碱剂再生及反抽提油水洗三部分。1)轻汽油预碱洗部分硫化氢和碱液之间的反应：H2S +

24、2NaOH Na2S + 2H2O来自预分馏后轻汽油与碱液在文丘里管（M-2731）内混合，再经静态混合器（M-2732）充分接触反应，然后进入装有碱液的预碱洗罐（D-2732），轻汽油和碱的混合物入口在碱界位上，在罐中沉降分离。预碱洗后的汽油从罐顶流出，去抽提脱硫醇。控制轻汽油在预碱洗罐的流速，避免夹带碱渣。为防止硫化氢进入脱硫醇碱液再生系统，造成催化剂和活性炭中毒，要保证在预碱洗罐（D-2732）的停留时间在1小时以上，预碱洗出口管线上设采样口，定期进行H2S含量分析，以确定是否更换碱液，预碱洗碱液设采样口，定期分析碱浓度；可由脱硫醇再生后的贫碱液或新碱液间断补充更换。2) 抽提脱硫醇部分

25、轻汽油中的硫醇碱抽提反应如下：RSH + NaOH NaRS + H2O溶剂抽提脱硫醇采用两级逆流抽提，都采用静态混合器组作为反应设备，确保油剂接触传质效果的同时降低设备投资；轻汽油自二级抽提罐沉降罐压出，进入砂滤塔再经聚结器脱除溶剂后出装置。自预碱洗来的轻汽油与二级脱硫醇后的半贫溶剂经静态混合器（M-2733A/B）充分混合，完成一级抽提反应后，进一级抽提沉降罐（D-2733）沉降分离，富溶剂由一级抽提沉降罐（D-2733）底部富液溶剂泵（P-2732A/B）抽出，经界位控制去再生部分。轻汽油自一级抽提沉降罐（D-2733）顶压出，去二级反应静态混合器（M-2734）与再生后的贫溶剂充分接触

26、，进行二级脱硫醇，然后在二级抽提沉降罐（D-2734）中沉降分离。脱硫醇合格的轻汽油从二级抽提沉降罐（D-2734）顶部去聚结分离器脱去微量溶剂后去产品调和。二级抽提沉降罐（D-2734）底部的半贫溶剂由半贫溶剂泵（P-2733A/B）抽出，经界位控制送至一级反应混合器（M-2733A/B）前。由于一二级抽提过程都采用强混合，所以一级抽提沉降罐（D-2733）和二级抽提沉降罐（D-2734）要有足够的沉降分离时间。设计剂油混合物停留时间要大于1小时。轻汽油出装置管路上设采样口，采样分析脱硫醇效果，作为抽提操作调整的依据。循环剂管路上设采样口，采样分析循环溶剂浓度。3)溶剂再生部分溶剂再生部分发

27、生的化学反应主要为硫醇钠的氧化和碱液的再生反应：4NaRS + O2 + 2H2O2RSSR + 4NaOH自一级抽提沉降罐（D-2733）来的富溶剂与净化风、反抽提油经静态混合器（M-2735A/B）预混合，进入碱液再生塔（C-2732）下部。经过塔内填料段进行再生反应。抽提剂溶解的硫醇钠被氧化成二硫化物，并溶解于反抽提油中。混合物料自塔顶压出进三相分离罐（D-2735）进行分离，尾气经压控送入硫磺尾气焚烧炉。经再生的贫溶剂由贫溶剂泵（P-2734A/B）循环使用；反抽提油越过罐内隔板自一侧罐底由反抽提油泵（P-2735A/B）抽出，部分由流量控制去再生静态混合器（M-2735A/B）前循环

28、使用，部分经反抽提油液位控制去水洗静态混合器（M-2736）。水洗后反抽提油由罐顶出，送至加氢催化汽油聚结器（D-2719）前。反抽提油与来自水洗循环泵（P-2736A/B）的除盐水经水洗静态混合器（M-2736）接触，将反抽提油中可能夹带的微量碱洗掉，在水洗沉降分离罐（D-2736）中反抽提油和水被分离，水循环使用。循环溶剂各段，如贫溶剂、半贫溶剂、富溶剂管线上均设采样口，用于碱浓度和硫化物的分析，作为换补溶剂的参考；反抽提油和水洗水设采样口，分析反抽提油的硫含量和水洗水的PH值，作为反抽提油进出量调节和水洗补水的参考。1.5.6反应工艺原理：1）工艺原理：烃类化合物中以芳烃的辛烷值为最高，

29、而烯烃次之，也是高辛烷值组分。FRIPP通过对我国FCCN性质研究发现其呈现高烯烃、低芳烃含量的特征，可见烯烃是我国FCCN辛烷值来源的重要组分。对高烯烃含量的我国FCCN，如果采用常规加氢脱硫方法，会因烯烃的大量饱和而大幅度降低汽油辛烷值。因此，在FCCN加氢脱硫过程中，如何减小辛烷值损失成为OCT-MD技术开发的关键。OCT-MD技术是根据FCCN中硫、烯烃、芳烃含量的分布特点，将FCCN切割为LCN和HCN两个汽油馏分。由于LCN烯烃含量高、硫含量低且以硫醇硫为主，采用纤维膜或碱洗抽提工艺可以将硫醇硫脱除，而且可以避免这部分高辛烷值烯烃组分加氢饱和，减少FCCN的辛烷值损失。HCN烯烃含

30、量相对较低，硫含量较高，且以噻吩类硫为主，在选择性加氢脱硫催化剂作用下，通过缓和条件进行加氢脱硫反应，使芳烃基本不饱和，烯烃也得到最大程度的保留，从而实现在脱硫的同时辛烷值损失最小。采用以上技术路线，可以使FCCN的硫含量在大幅度降低的同时，汽油辛烷值损失最小。此外，在选择性加氢脱硫过程中因气相H2S浓度高，易与烯烃分子结合生成硫醇硫，加之HCN中的硫醇硫多以大分子、高支链的型式存在，加氢过程中硫醇硫很难彻底脱除，会造成产品硫醇含量超标。因此，加氢脱硫后的HCN脱硫醇工艺进行脱臭处理。HCN加氢脱硫过程为强放热反应，反应热主要来自烯烃的加氢饱和，约125kJ/mol烯烃。原则上烯烃饱和度越高其

31、反应放热量越大，温升就越高，而温升的提高又会增加反应的苛刻度，造成更深度的烯烃饱和。因此良好的催化剂脱硫选择性、适宜的工艺操作条件下的催化剂床层温升的控制，将是OCT-MD技术的关键。多段床层更有利于温升的控制，本装置反应器设计采用两段床层，中间通过冷氢控制第二床层的温度。2） 主要化学反应OCT-MD装置加氢反应部分发生的主要反应有：含硫、含氮、含氧化合物等杂原子烃类的加氢分解反应；少量的烯烃、二烯烃及芳烃的加氢饱和反应；此外，在FCCN加氢改质过程中，还存在少量的二烯烃、烯烃或芳烃缩合生焦的副反应。焦炭的生成会堵塞催化剂孔道、覆盖催化剂活性中心，从而引起催化剂活性下降。催化剂上积炭的多少除

32、了与原料油的化学组成有关外，与催化剂的性能和反应条件有密切的关系。一定温度下，较高的氢分压有利于减少催化剂上的焦炭生成。 加氢脱硫（HDS）反应在加氢精制条件下，HCN中的含硫化合物进行氢解，转化成相应的烃和H2S，从而达到降低HCN硫含量的目的。主要的脱硫反应如下：（1）硫醇 RSH+H2RH+H2S（2）硫醚 RSR H2 RSH+RH H2 RH+ H2S（3）二硫化物 RSSR+ H2RSH+RSHRH+RH+ H2S H2 RH+ H2S二硫化合物加氢反应转化为烃和H2S，要经过生成硫醇的中间阶段，即首先在S-S键上断开，生成硫醇，再进一步加氢生成烃和硫化氢，中间生成的硫醇也能转化为

33、硫醚。（4）噻吩噻吩加氢反应SO + 4H2 C4H8 + H2S C4H10研究表明，硫醇、硫醚、二硫化合物的加氢脱硫反应在比较缓和的条件下容易进行，环状硫化物加氢脱硫相对比较困难，需要较苛刻的条件。它们的反应活性顺序如下：RSHRSSRRSR噻吩硫化物的氢解反应都是放热反应，一些硫化物氢解反应热的数据见表14。不同类型的硫化物的氢解反应热反应反应热H，kJ/molRSH+H2 RH+H2S71.4R-S-R+2H2 RH+RH+H2S117.6 S + 2H2 C4H10 + H2S121.8SO + 4H2 C4H10 + H2S281.4对于放热反应，提高温度，不利于提高平衡转化率。但

34、对大多数硫化物加氢脱硫反应来说，在相当宽的温度和压力范围内，其脱硫反应的化学平衡常数都是很大的。因此在实际的加氢过程中，对大多数含硫化合物来说，决定脱硫率高低的因素是反应速率，而不是化学平衡。 加氢脱氮（HDN）反应HCN中氮化物可分为三类：脂肪胺及芳香胺类；吡啶类的碱性氮杂环化合物；吡咯类的非碱性氮化物。在各族氮化物中，脂肪胺类的反应能力最强，芳香胺类次之，碱性或非碱性氮化物，特别是多环氮化物很难反应。在加氢精制过程中，氮化物在催化剂作用下加氢转化为NH3和相应的烃，从而除去。HCN加氢脱氮的主要反应有：1.胺类： R-NH3+H2RH+NH32.吡啶类： 3H2 H2 H2 N NH +

35、C5H11NH2 C5H12+NH3吡啶加氢生成哌啶的反应很快达到平衡，而哌啶加氢生成正戊胺的反应是慢反应，是吡啶加氢脱氮反应的控制步骤。3.吡咯类： H2 H2 2H2 NHNHC4H9NH2 C4H10+NH3由以上可以看出，一般杂环氮化物的加氢脱氮反应首先是杂环加氢饱和，然后是环的一个C-N键断裂（即氢解），最后是生成胺类或苯胺类中间化合物C-N氢解，氮以NH3的型式脱除。HCN的氮化合物多为脂肪胺类，较难加氢的烷基杂环氮化物含量极少，因此HCN加氢精制过程中，氮含量可以脱除到较低的水平。 二烯烃、烯烃加氢反应 二烯烃加氢HCN含有少量的二烯烃，二烯烃容易缩合生焦，引起催化剂床层顶部大量

36、积炭，造成反应器压降过大。因此，在FCCN加氢过程中，二烯烃的加氢饱和是很重要的反应，需要首先将其脱除。二烯烃的加氢反应速度很快，且放热量大，反应可表示如下：R-CH=CH-CH=CH-R+2H2R-CH-CH-CH-R 烯烃加氢烯烃加氢饱和反应速度较快，且放出大量的热。反应式可表示如下： R-CH=CH-R+H2R-CH-CH-R在OCT-MD装置中，烯烃加氢饱和是不希望的，烯烃加氢反应，不仅增加氢耗，更重要的是会因为强放热，造成床层温度升高，使更多的烯烃加氢饱和，造成HCN辛烷值大幅度下降。在催化剂良好的脱硫活性、选择性以及适宜的工艺条件选定时，对反应温升的控制是减少烯烃加氢反应的关键。芳

37、烃加氢反应HCN的芳烃多为单环芳烃，C8C10芳烃占80%左右。芳烃的辛烷值很高，加氢饱和后，辛烷值下降较大。因此，在HCN加氢脱硫过程中，应尽量减少芳烃的加氢饱和。芳香环的加氢饱和是可逆的放热反应（反应热在6371kJ/mol之间），因此，随着温度的升高，芳烃转化率会出现一个最高点。低于此点温度为动力学控制区，高于此点温度为热力学控制区。芳烃加氢反应有以下规律：（a）芳烃加氢反应的平衡常数随温度升高而减小；（b）在相对较低的反应温度下（327 ）芳烃加氢饱和反应的平衡常数都较小，因而必须在较高的压力下才能有利于提高平衡转化率。为减少烯烃、芳烃的加氢饱和，需严格控制各催化剂床层温升。由于加氢脱

38、硫反应总放热量不大，床层温升主要来自烯烃饱和，因此尽可能避免烯烃加氢反应最为重要。含氧化合物加氢反应HCN含氧化合物主要是少量的酚类物质和环烷酸。其中酚类物质是较好的抗氧剂，有利于提高汽油的诱导期。但在加氢过程中，这些物质与氢气反应，生成相应的烃类和水。如： 1. 苯酚：OH + H2 +H2O2. 环烷酸：RR CH3 COOH +3 H2 +2H2O3）主要工艺参数OCT-MD装置加氢反应部分的主要工艺参数有反应温度、反应分压、体积空速以及氢油比。 反应温度加氢过程为放热反应，工业装置通常采用绝热反应器。提高反应温度会使加氢精制反应速度加快。升高反应温度提高了反应速度常数，因而提高反应速度

39、。在本装置设计的温度范围内，FCCN加氢脱硫、加氢脱氮、烯烃加氢饱和、芳烃加氢均不存在热力学限制，因此提高反应温度，加氢脱硫、脱氮、烯烃加氢饱和、芳烃加氢饱和的能力均会提高。因而过高的反应温度导致产品辛烷值的下降，在实际操作中，在满足产品质量要求的情况下，尽可能采用较低的反应温度。氢分压对于装置的设计、操作来说，压力参数有两种表示方法，即反应总压和氢分压，对于加氢反应过程来说，影响反应的直接因素是反应物流中的氢分压，而不是反应总压。氢分压的大小不仅受到反应总压的影响，而且与补充新氢的组成及纯度、循环氢的组成及纯度、氢油比、反应氢耗以及反应原料油性质等因素有关。为了方便和简化，反应器入口氢分压一

40、般用反应器入口气体（指新氢和循环氢）中氢气的纯度乘以总压来表示，这样，当新氢和循环氢纯度一定时，氢分压就与装置总压成正比。本装置所涉及的氢分压采用了这一定义方法。由于加氢反应是体积缩小的反应，提高氢分压有利于加氢反应的进行，HDS、HDN、烯烃饱和的活性将增加。提高氢分压还有利于减少缩合和叠合反应的发生，并改善碳平衡向着有利于减少积炭方向进行。但过高的氢分压将导致烯烃过多加氢饱和，使汽油产品辛烷值损失增大。体积空速体积空速是指单位时间内每单位体积催化剂上通过的原料油的体积，如果取体积空速（LHSV）的倒数1/LHSV=，则表示了物料在催化剂床层的相对停留时间。空速是加氢反应中的重要参数。相同条

41、件下，空速越大，表示催化剂的活性越高。在催化剂选定的情况下，加氢过程的空速大小取决于原料油的性质、产品质量指标及其他操作条件。空速过大往往会导致反应深度的下降，空速低可以在较低温度下达到高的脱硫率。但是，降低空速也降低了装置的加工能力，太低的空速也会加剧催化剂表面的结焦率以及烯烃的过度饱和。本装置设计催化剂FGH-20/FGH-11的体积空速为3h-1。氢油比 在工业装置上通用的体积氢油比是指在单位时间内进入反应器的氢气的标准体积与进入反应器的原料油的体积（20）之比。在加氢过程中，如果不涉及反应工程的影响，仅就反应过程而言，氢油比的变化其实质是影响反应过程的氢分压。氢气为反应物之一，大量氢气

42、的存在可以保护催化剂，减少积炭。此外，还能带出反应热，使反应器内温度均匀。因此放热量大时，氢油比也大。增加氢油比可以少量地增加脱硫率，降低催化剂床层温升。较高的氢油比还有助于减缓催化剂表面的结焦速度，延长催化剂的使用周期。1.6.工艺技术特点本装置工艺技术特点如下：（1）反应部分采用成熟的炉前混氢流程，操作方便，流程简化，传热效率高。汽提部分采用蒸汽直接汽提流程；（2）装置的加氢精制二反应器，分别按一定比例装填了不同型号的催化剂，适当的催化剂装填比例，使得反应热分布在最佳位置。催化剂床层温度通过打冷氢控制（3）在加热炉前面增加一个小反应器，用于饱和二烯烃，减缓加热炉炉管及反应器顶部结焦，延长装

43、置运转周期。（2）原料缓冲罐采用燃料气保护，注水罐等采用氮气保护，防止与空气接触；（3）为防止原料中固体杂质进入反应床层，堵塞催化剂，过早造成压降，采用了自动反冲洗过滤器；（4）高压空冷器前注水，以防止铵盐结晶析出，堵塞空冷器和管路；（5）催化剂再生采用器外再生方案；（6）预分馏塔塔底采用重沸器；（7）采用硫化态催化剂。（8）由强碱（NaOH）与轻汽油中的硫醇反应生成硫醇钠，硫醇钠溶于碱液中，从而从轻汽油中脱除；带有抽提油的碱液在催化剂作用下通入空气使硫醇氧化为二硫化物脱除再生，再生脱除了硫醇后的碱液循环使用，可以避免大量碱渣的产生。1.7.主要设备特点 本装置共有静设备55台和6片空冷器，其

44、中加氢反应器2台，塔器5台，换热器17台，容器30台、加热炉1台。设备特点如下： （1）加氢精制反应器(R-2701、R-2702)：操作介质为油气、H2、H2S，操作温度340以下，操作压力2.1MPa以下。主体受压部分选用15CrMoR（H）材料，采用板焊结构，内表面采用不锈钢堆焊结构。（2）气液分离罐：操作介质含有H2、H2S，为湿H2S腐蚀环境，故选用Q345R(R-HIC)钢，此种钢能在低湿H2S环境下具有显著的抗应力腐蚀裂纹能力； （3）反应进料加热炉：辐射对流型立管圆筒加热炉，热负荷：1266KW；炉底设燃料气燃烧器，炉管材质为ASTM 213 TP321。 （4）循环氢压缩机：

45、两台，往复式，采用电机驱动方式；1.8.装置消耗指标表1.8.1 用水量表序号使用地点及用途给 水, t/h排 水, t/h备注除盐水新鲜水循环水循环水含硫污水含油污水1循环氢压缩机(K-2701A/B)60.460.42反应进料泵(P-2704A/B)113汽提塔顶水冷器 (E-2708)774产品水冷器(E-2710)1351355二反产物后冷器（E-2711）62626反应注水337预分馏塔顶空冷器(EC-2701A/B)3.58脱硫醇水洗水（0.7）9其他(20.0)0.5间断合计6.5(20.0)265.4265.430.5最大6.5(30.0)318.48318.483.50.5表

46、1.8.2 用电量表序号名 称设备数(台)设备容量(kW)计算负荷 (kW)年工作时间(h)年用电量（104kWh）总计工作总计工作1催化汽油泵（P-701A/B）21904523.8800019.042重汽油泵（P-2702A/B）21904520.1800016.083预分馏塔顶回流泵（P-2703A/B）211507544.9800035.924反应进料泵（P-2704A/B）21320160105.111800084.085注水泵（P-2705A/B）21603012.380009.846精制重汽油泵（P-2706A/B）211507537.6800030.087汽提塔顶回流泵（P-1

47、9204A/B）21115.51.180000.888贫胺液泵（P-2708A/B）21603013.2800010.569注硫剂泵/缓蚀剂泵（P-2709A/B）211.50.750.480000.3210污油泵（P-2710）1118.518.59.420001.8811废胺液泵（P-2711）1118.518.58.820001.7612含硫污水泵（P-2712A/B）21115.52.980002.3213轻汽油进料泵（P-2731A/B）211105537.580003014富液泵（P-2732A/B）2122116.780005.3615半贫液泵（P-2733A/B）2144221

48、3.2800010.5616贫液泵（P-2734A/B）21603020.8800016.6417反抽提油泵（P-2735A/B）2130159.780007.7618水洗循环泵（P-2736A/B）21115.53.380002.6419碱液泵（P-2737）11555534.4800027.5220预分馏塔顶空冷器（EC-2701A/B）1616888888800070.421预分馏塔顶空冷器管道泵4430303080002422二反产物空冷器（EC-2702AD）44888888800070.423循环氢压缩机（K-2701A/B）2116008006828000545.624循环氢压缩

49、机辅助润滑油泵电机21841.580001.225循环氢压缩机油池电加热器212010210000.226循环氢压缩机主电机空间加热器21210.610000.0627循环氢压缩机水泵电机21157.5380002.428循环氢压缩机水站水箱加热器112020201000229循环氢压缩机注油器211.10.550.5580000.4430循环氢压缩机注油器加热器210.40.20.210000.0231循环氢压缩机盘车机构2163310000.332电动吊车113030301000333电动葫芦1199910000.934烟气引风机1111111180008.8合计32411804.5137

50、4.051042.96表1.8.3 蒸汽用量表序号使用地点及用途蒸汽用量，t/h备注1.0MPa(g)3.5MPa(g)1E-2704A/B10.552E-2731（1）间断3伴热，分水包加热(0.7)间断合计10.55表1.8.4 压缩空气用量表序号使用地点及用途用量，Nm3/h备注非净化风净化风1仪表用风602吹扫再生（400）间断合计（400）60表1.8.5 氮气用量表序号使用地点及用途用量，Nm3/h备注1压缩机油氮封、保护及容器充氮保护96连续2水罐充氮保护24连续3贫胺液罐充氮保护24连续4开停工，置换，吹扫及事故（800）间断（最大）合计144(800)连续（间断）表 1.8.

51、6 燃料气用量表序号使用地点及用途用量，Kg/h备注1反应进料加热炉(F-2101)1252原料罐保护253汽油切割塔回流罐保护15(燃料气)合计165表1.8.7 辅助材料用量表序号名称一次装入量, m3备注1保护剂FBN4.22催化剂SHT-16.83保护剂FZC-1000.94保护剂FZC-102B1.85催化剂FGH-216.86催化剂FGH-3112.47瓷球3.001.9.装置能耗及节能措施1.9.1装置能耗表1.9.1 能耗指标及计算表序号项目消耗量单耗能耗指标能耗kg标油/t单位数量单位数量单位数量1循环水t/h265.4t/t3.54kg标油/t0.10.3542凝结水t/h

52、-10.55t/t-0.14kg标油/t7.65-1.0713电Kwh1374.05Kwh/t18.32kg标油/Kwh0.28285.184燃料气t/h0.165t/t0.0022kg标油/t10002.25净化风Nm3/h60Nm3/t2.02kg标油/ Nm30.0380.0861.0MPa蒸汽t/h10.55t/t0.14kg标油/t7610.647除盐水t/h6.5t/t0.09kg标油/t2.30.2078氮气Nm3/h144Nm3/t1.92kg标油/t0.150.288能耗合计17.8781.9.2节能措施（1）优化换热方案，充分回收反应产物及精制汽油的热量；（2）装置各部分需冷却的物料及产品尽量选