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1、Q/JSH J0401502003中国石油化工股份有限公司荆门分公司 发布2003-实施2003-发布润滑油加氢改质装置工艺技术操作规程Q/JSH J0401502003代替Q/JSH 0401502001Q/JSH中国石油化工股份有限公司荆门分公司企业标准 E 011Q/JSH J0401502003目 次前言IV1 范围12 规范性引用文件13 装置工艺原理概述13.1 加氢处理反应原理13.2 加氢后精制反应原理23.3 常、减压分馏工艺原理23.4 加氢过程的主要影响因素24 工艺流程概述64.1 加氢处理部分64.2 加氢后精制部分64.3 常、减压分馏部分64.4 辅助系统75 工
2、艺设计数据和指标85.1 原材料质量指标8分析方法85.2 馏出口油品质量性质105.3 动力指标135.4 环保指标135.5 主要工艺操作条件145.6 化学药剂性质、用途及消耗146 开工操作法186.1 开工前的检查准备工作186.2 低压部分的吹扫贯通、气密196.3 蒸汽贯通、吹扫、试压步骤206.4 减压系统试抽真空236.5 反应系统氮气置换236.6 反应系统氢气置换246.7 临氢系统气密检查256.8 地面火炬的调试确认256.9 0.7MPa/min、2.1 MPa/min紧急泄压试验266.10 装置FSC系统的说明与管理266.11 预处理及分馏系统柴油循环286.
3、12 切换新鲜原料286.13 催化剂的装填、干燥、硫化307 停工操作法377.1 正常停工377.2 紧急停工407.3 停工注意事项407.4 卸催化剂418 事故处理428.1 事故处理的原则428.2 反应部分事故处理428.3 分馏部分事故处理469 反应岗位操作法489.1 反应岗位的主要工艺控制点489.2 原料油的预处理489.3 反应温度控制499.4 反应压力499.5 氢油比的调节509.6 高压分离器的操作509.7 注水5010 分馏岗位操作法6010.1 分馏岗位的主要控制点6010.2 影响常、减压分馏的主要操作因素6110.3 常压系统的操作6310.4 减压
4、系统6410.5 常压系统操作因素调节6710.6 减压系统操作因素调节6811 加氢改质大型机组操作法7011.1 汤姆森C25-4压缩机操作法7011.2 德莱塞兰压缩机操作法8011.3 进口高压原料泵3IJ-11ST操作8412 加热炉岗位操作法8912.1 概述8912.2 点火前的检查准备工作8912.3 点火8912.4 正常操作及调节9012.5 正常停炉9012.6 紧急停炉9012.7 火焰的辨别与调节9112.8 不正常现象分析及处理9112.9 常见故障及处理9212.10 加氢反应加热炉(F-101)停炉联锁系统9412.11 加热炉烘炉9413 司泵岗位操作法971
5、3.1 离心泵的操作9714 安全、环保与劳动保护10114.1 安全10114.2 火灾和爆炸事故10214.3 高压危险10314.4 化学品的管理和危害10314.5 安全保护措施10514.6 事故10614.7 事故处理概要10914.8 安全规程11014.9 环境保护115附录A （规范性附录） 设备一览表117III前 言本规程是20万吨/年润滑油加氢改质装置的生产操作依据。主要内容有装置工艺原理、工艺流程、生产操作、设备性能及主要事故处理，是润滑油精制车间相关管理人员和各岗位进行操作的技术法规性指导文件。本规程是根据荆门分公司润滑油加氢改质装置试生产两年来的实际情况，对Q/J
6、SH J0401502001润滑油加氢改质装置工艺技术操作规程(试行)进行修订的。本规程从实施之日起代替Q/JSH J0401502001润滑油加氢改质装置工艺技术操作规程(试行)。本规程与Q/JSH J0401502001相比，技术内容无大的差异，仅根据Q/JSH J1102012003工艺技术操作规程管理标准的要求对版式进行了全面调整。本规程的附录A是规范性附录。本规程由中国石油化工股份有限公司荆门分公司技术标准工作组提出并归口。本规程起草单位：中国石油化工股份有限公司荆门分公司润滑油精制车间。本规程主要起草人：蒲祖国 董国平 本规程校稿人：蒲祖国本规程审核人：何武章本规程审定人：本规程批
7、准人：杨勇刚本规程所代替标准的历次版本发布情况：Q/JSH J0401502001。本工艺技术操作规程自2003年7月1日开始实施，有效期为五年。润滑油加氢改质装置工艺技术操作规程1 范围本规程规定了荆门分公司润滑油加氢改质装置开工、停工、正常生产及各岗位的操作方法，主要设备的操作及维护要点，常见事故判断及处理方法等内容。本规程适用于荆门分公司润滑油加氢改质装置的生产操作。2 规范性引用文件下列文件中的条款通过本标准的引用而成为本标准的条款。凡是注日期的引用文件，其随后所有的修改单（不包括勘误的内容）或修订版均不适用于本标准，然而，鼓励根据本标准达成协议的各方研究是否可使用这些文件的最新版本。
8、凡是不注日期的引用文件，其最新版本适用于本标准。Q/JSH G1102012003 工艺技术操作规程管理标准荆石化字200248号 关于印发职业安全卫生管理制度的通知3 装置工艺原理概述3.1 加氢处理反应原理润滑油加氢处理的主要作用是改善润滑油基础油的粘温性能。这一点与溶剂精制工艺相同。但这两种工艺存在本质的差别。加氢处理工艺采用的是化学转化过程，即在催化剂及氢气的作用下，通过深度加氢处理反应，将非理想组分转化为理想组分，从而提高基础油的粘度指数，同时使油品得到深度精制。在加氢处理过程中会发生以下化学反应： 含硫、氮、氧的杂环化合物加氢分解反应； 稠环芳烃加氢饱和生成稠环环烷烃的反应； 烷烃
9、与环烷烃的临氢异构化反应； 环烷烃的开环反应； 烷烃的加氢裂化反应。以上化学反应的进行程度和反应速度与催化剂的性能、反应条件的选择有密切关系，同时与原料性质有关。对于中间基原油，在加氢处理过程中一方面要除去杂环化合物，另一方面要饱和芳烃，适度开环。同时，要防止加氢中间产物发生缩合反应造成催化剂表面积炭增加。3.1.1 脱除杂环化合物的化学反应润滑油原料中的含硫、氮、氧杂环化合物类型很多，它们对油品性能有一定影响。加氢的目的是将硫、氮、氧转化为H2S,NH3,H2O,再通过汽提或蒸馏最终从产品中分离。主要反应类型有以下几种：含氧化合物加氢生产水和烃含硫化合物加氢生成H2S和烃含氮化合物加氢生成N
10、H3和烃3.1.2 稠环芳烃加氢生成稠环环烷烃的反应 粘度指数 60 粘度指数 20 凝 点 50 凝 点 20 3.1.3 稠环环烷烃部分加氢开环,生成长侧链单环环烷烃或单环芳烃的反应 粘度指数 20 粘度指数 1101403.1.4 正构烷烃或低分支异构烷烃临氢异构化为高分支异构烷烃的反应C10CC10CCCCCCC10CC10CC2C2 粘度指数 125 粘度指数 119凝 点 19 凝 点 -403.2 加氢后精制反应原理在加氢处理过程中,由于芳烃的转化反应存在热平衡限制,因此加氢处理生成油中尚存在一部分未能完全转化的芳烃,这部分芳烃的存在最终会影响基础油的光安定性和热氧化安定性。为了
11、改善油品的光安定性和热氧化安定性，改善油品的颜色，需要在较低的温度下对加氢处理生成油进行加氢后精制，促使芳烃进一步转化。加氢后精制过程的主要反应为烯烃和芳烃的加氢饱和反应。3.3 常、减压分馏工艺原理常压蒸馏主要是根据油品的沸点不同把加氢生成油进料通过汽提蒸汽汽提,降低油品分压,从常压塔顶部分离出石脑油,从塔中部分离出柴油,常压塔底重油送至减压部分。减压分馏的目的，主要是将上游常压部分送来的常底重油，通过加热炉提供蒸馏所需热量和高真空抽空系统形成真空，降低减压塔的压力，从而使油品在低于其沸点的温度下汽化，防止油品裂解、结焦，以得到不同的目的产品。3.4 加氢过程的主要影响因素3.4.1 氢分压
12、在加氢过程中,有效的压力不是总压,而是氢分压。氢分压的大于取决于补充新氢的纯度、系统总压、高分温度、循环氢弛放量、原料油的汽化率及反应气体产率等多种因素。由于加氢反应是体积缩小的反应，提高氢分压有利于加氢的反应的进行。因此，提高氢分压将有利于加氢脱氮脱硫，芳烃饱和等催化反应的进行，改善油品性质，还可以向有利于减少积炭的方向转移。较高的氢分压还可以使装置在运转末期，在产品质量、产率符合要求的前提下，允许采用更高的反应温度，延长装置运转周期。当然，氢分压的提高是以增加装置建设投资与操作费用为代价的。因此，应根据合理的产品需求确定氢分压，过高的氢分压是一种浪费，应在提高产品质量的同时降低氢分压。本装
13、置加氢处理氢分压10.0MPa，加氢后精制反应由于压降与耗氢等原因稍低于10.0MPa，氢分压在装置操作周期内基本保持不变。氢分压（PH2）对催化剂活性和结垢速率有重大影响。提高氢分压可提高催化剂活性并可抑制催化剂的结焦，以延长催化剂的寿命，在反应器系统机械极限范围内，氢分压应当最大以便最大限度地延长运转周期。可循下列途径提高氢分压：提高系统总压（操作尽量接近装置冷高分上安全阀的设定压力）；提高补充氢纯度；提高循环气的氢纯度；提高排放气流率；降低冷高分的温度。3.4.2 反应温度在一定温度范围内，提高反应温度可以加快反应速度，在催化剂不变的情况下，可以提高脱硫率、脱氮率等反应转化率，提高产品质
14、量。但过高的反应温度对芳烃加氢饱和反应不利，还会使催化剂表面积炭增加。随着运转时间的延长，催化剂活性下降，需要提高反应温度予以补偿。为了使反应器中的催化剂均匀发挥功效，得到最佳的产品分布与产品质量，催化剂床层除控制平均反应温度外，还要控制最高反应温度。为延长装置操作周期，在满足产品质量要求的前提下，应尽量在较低的温度下操作。原料/反应产物换热器要借助于关闭原料油旁路将大量热量回收。而原料加热炉供热量将自动减少以便保持反应器入口温度不变。当调整旁路流率从反应器反应产物中回收更多的热量时，要记住反应进料加热炉应有最低温升28。此最低温升使操作人员能够借助停掉加热炉迅速地降低反应器入口温度。本装置有
15、2台反应器，装入2种不同类型的催化剂，其反应温度条件各不相同，分述如下：3.4.2.1 加氢处理反应器装入 RL-1 催化剂，主要功能是加氢改质。加氢过程要放出大量反应热，床层总温升达 (5070)。为了充分发挥催化剂的功能，延长催化剂使用周期，除满足平均反应温度要求外，还要控制床层最高温度与各床层温升。为此，加氢处理催化剂分为4 个床层，床层间采用急冷氢手段将上一床层较高的出口温度降下来。这样，虽然加氢处理过程床层总温升较高，但每个床层温升因注入急冷氢而大大降低，且床层温度分布极为接近，整个反应器温度分布均衡。 由于加氢脱硫等速度较快的反应主要在反应器上部完成，因此反应器上部床层温升较大，根
16、据反应器温升情况，加氢处理反应器按 4 段床层设计。本装置加工的3种原料油加氢处理温度见表1，这样会给生产过程造成一定困难。由于反应温度变化大，调整时间长，再加上分馏系统平衡操作，都会延长原料切换时间，增加过渡油量。为了减少原料切换带来的不利影响，建议在生产调度上尽可能延长每一种原料的加工周期，原料的改变也应由轻到重再由重到轻依次更换，尽可能不要跨级更换。表1 加氢处理段反应温度()原料油减三线糠醛精制油减四线糠醛精制油轻脱沥青糠醛精制油初期末期初期末期初期末期平均温度360392360392355387每床层入口352384352384347379每床层出口36840036840036339
17、5每床层温升161616161616床层总温升6464646464643.4.2.2 加氢后精制反应器装入 RJW2 催化剂，主要功能是将原料中的少量烯烃饱和及进一步饱和芳烃，改善油品的氧化安定性。由于较低的温度有利于芳烃饱和，因此精制反应在较低的温度下(290)进行。精制反应过程是放热过程，床层温升约(610)，反应器设两个床层。3.4.3 体积空速空速是指一定时间内单位体积(重量)催化剂上通过的原料油量。空速大小表示催化剂活性高低。空速也是加氢过程的重要参数。加氢过程的空速大小取决于原料油的性质、产品质量要求及其它操作参数。空速过高会造成反应深度不够，产品质量下降。降低空速虽然可提高产品质
18、量，但会影响装置加工能力。 本装置加工3种原料，其中轻脱沥青油馏分最重，粘度也明显高于其它二种原料。加氢处理段体积空速为 0.5 h1精制段反应条件比较缓和，三种原料体积空速均1.0 h1。3.4.4 氢油比反应器入口处的循环氢(包括补充新氢)与原料油的体积比称为气油比，循环氢中的纯氢与原料油的体积比称为氢油比。较高的氢油比可以为加氢反应提供足够的氢气，保证反应器氢分压，保证催化剂床层物料分布均匀；同时可以保护催化剂，减少积炭。但是过高的氢油比会增加能耗。因此，氢油比选择要适当。本装置加氢处理段加工三种原料油时氢油比(体积比)均为 1000:1。3.4.5 补充氢流率送入加氢反应的大部分氢气都
19、是化学消耗掉的。一小部分氢气溶于从反应部分来的产品中，很小量的氢气通过法兰和阀门垫片泄漏，通过压缩机轴封以及钢壁渗透。.有些可能是从循环气排放掉了。补充氢被送入装置以维持装置的氢气压力。随着氢气被消耗，就由反应器系统供应压缩的补充氢以补充上述化学消耗掉的和其他途径损失的氢。如果加入的补充氢量不能补偿操作中损失的氢量，系统压力和氢分压就会下降。3.4.6 循环气体流率循环气体有三个主要作用： 维持反应器中的高氢分压。通过把从高压分离器来的循环氢循环送入反应器，来维持整个反应器系统所希望的氢分压（PH2）。如果循环气中没有过量的氢气，反应器中的氢浓度（分压）就会由于大多数补充氢气被反应消耗掉而变得
20、很低。此外，用作反应器内床层间急冷的循环气补充了化学消耗掉的氢，并有助于维持整个系统高的氢分压。 为催化剂床层内的高反应热提供蓄热手段。原料和氢的反应是高放热反应。由这种放热引起的加氢处理反应温度的升高可通过采用循环气作为其内部床层间急冷来控制。然而急冷气只能在各床层之间加入。保持反应器中高的气体流率（补充氢加循环气）可在较大的质量流量下限制催化剂床层温升。 催化剂上反应物的分布。要想将富氢气体和油的两相反应混合物均匀地分布通过反应器内的催化剂是困难的。但把通过床层的原料保持在一个最佳范围内，高的循环氢流率就有助于流体均匀分布通过反应器，避免由于流速低或停滞以致不能有效地带走反应热而引起催化剂
21、内出现热点，另外，均匀的分布对利用全部催化剂的体积并使之达到最佳性能，也是关键的。上面讨论的循环气的三项作用需要依靠高的循环气流率来支持，这些作用有助于把催化剂的结垢减少到最低限度。除影响反应器外，循环气流率还能影响其他设备的性能。改变循环气流率受到影响的设备包括原料/反应产物换热器、反应器进料加热炉和相互联结的管线。降低循环气流率会使通过这些设备的流率降低，这将导致较低的传热系数并可能导致炉中结焦和换热器结垢。3.4.7 冷高压分离器的压力高压回路安全阀装于冷高分罐顶管线上。该安全阀的设定压力（高于定压时安全阀就会开启开始使装置泄压）为冷高分罐的设计压力的105%。为了避免此安全阀不必要地突
22、然开启，此冷高分的压力决不能在安全阀设定点的95%以上操作。这一界限考虑了安全阀弹簧设定的裕量以及如果系统压力开始建立的话也考虑了执行器的响应影响。同时应考虑到：一旦安全阀开启，就可能不能正确地复位。同时，泄出的气体会不必要地增加火炬系统和废氢的负荷。在运转初期催化剂床层和设备都干净或进料量低时，通过反应器回路的压降就低。在这种情况下，反应器可在远低于其机械设计极限压力下操作。随着运转的进展，设备和催化剂结垢，反应器入口压力升高。如果达到了反应器机械设计压力，就有必要降低冷高分顶部压力控制器的压力，使其保持于反应器设计压力极限。3.4.8 冷高压分离器的温度可借助于调整反应产物空气冷却器风扇的
23、速率控制冷高分的温度。降低分离器的温度，将会： 提高循环气的氢纯度； 降低循环压缩机所需马力。3.4.9 反应注水从装置外来的软化水或除盐水注入加氢处理反应器产物冷却器（A-101）的上游，以免硫氢化铵（NH4HS）在管线或空气冷却器中沉淀。NH4HS溶于水并从冷高分中除去。从冷高分中排出的酸性水中NH4HS的浓度应不超过4m%。向加氢处理反应部分的注水流率为3t/h。这是按设计进料流率操作时给定原料的额定注水流率。为了节约用水和减少酸性水处理费用，可适当降低注水流率操作。为便于操作，也可在所有进料工况下，将注水流率设定在额定流率。注水的含氧量必须小于50g/g以便把腐蚀减少到最低限度并且注水
24、的PH值在7.0和8.5之间。PH值低的水中会含有可以沉淀出来的溶解铁。空冷器中形成的铁沉积物会使换热器结垢并会引起管了大面积腐蚀。所含的溶解铁应不超过1g/g，以免出现结垢和腐蚀问题。由于空冷器中存在着铵盐堵塞和管子大面积腐蚀的危险，如果不注水，加氢处理是不能长周期运转的。我们建议，在泵发生故障并且备用泵不能使用时，如果10天内不能恢复注水，则装置就应停工。4 工艺流程概述4.1 加氢处理部分原料油由装置内原料油泵抽入。由于原料油品种不同，性质差异较大，如轻脱沥青油，粘度高，流动性差，为保证能自罐区顺利抽入，必须维持储罐有足够且稳定的储存温度；但储存温度也不宜过高，保证流动即可。同时装置的输
25、油管应取较低的流速，并应加强沿途的伴热和保温。原料油自中间罐经原料油升压泵（P101/3）抽入原料油脱水罐(D101)，再被原料油升压泵（P-101/1,2）抽入装置与减底油换热（E104），油温可达到120。换热后的原料油去自动反冲洗过滤器（SR101），除去油中大于25的机械杂质。过滤后的原料油进入原料油缓冲罐（D102），原料油缓冲罐设有氮封，压力维持在0.93MPa左右。缓冲罐中的原料油被加氢处理进料泵（P102/1，2）抽出，与循环氢混合后分别在换热器（E102）和换热器（E101）中与加氢后精制反应器（R102）和加氢处理反应器（R101）来的反应产物换热。通过调整原料油旁路，可控
26、制加氢处理反应产物去加氢后精制反应器（R102）和加氢后精制反应产物去高分（D103）的温度。 油、氢气混合物经换热器（E-102）和换热器（E101）换热后达到 290383（不同原料油，不同工况温度不同），进入加氢处理反应进料加热炉（F101），加热到 370400，而后去加氢处理反应器（R- 101），从加氢处理反应器（R101）来的物流经换热器（E101）与原料油换热后进入加氢后精制反应器（R-102）。加氢处理反应器是装置最重要的设备，油品的改质主要在这里发生。原料油与氢气混合物料在高压（氢分压 10.0MPa）,高温（370400），低空速（体积空速0.5 h-1）条件下，经专用催
27、化剂的催化作用，发生一系列加氢改质反应，脱氧、脱硫、脱氮、芳烃加氢饱和、加氢裂化等反应，脱除原料油中的杂质，改善氧化安定性，粘温性质。为控制床层温升，加氢处理反应器(R101) 设有 4 个催化剂床层，3 个冷氢段。加氢处理反应产物经过换热器（E-101）换热后，进入加氢后精制反应器（R-102）进行加氢后精制反应。4.2 加氢后精制部分加氢处理反应产物经过换热器（E-101）换热后，温度达到 300340，进入加氢后精制反应器（R- 102）进行加氢后精制反应。进入R102 的物料。在氢气和精制催化剂的作用下，进一步进行加氢精制反应，除去烯烃与其它残存的杂质，进一步饱和芳烃，改善油品的氧化安
28、定性与颜色。从加氢后精制反应器（R102）出来的加氢精制生成油经过换热器（E102）与混氢原料油换热后进入热高压分离器（D103）进行气液分离。热高分顶部的油气经换热器（E103）与循环氢换热，然后经过空冷器（A101）冷却到50以下进入冷高压分离器（D104）。在空冷器（A-101）入口管线上注入洗涤水，以洗去物料中的铵盐。在冷高分中进行气、油、水的三相分离。水相即为含硫污水，送到工厂污水处理装置处理。油相基本属于汽油馏分，直接送入冷低压分离器。气相分为两路，一路去循环氢压缩机（K102）。另一路去氢提浓装置，经过提浓的氢气去新氢压缩机（K101）与新氢混合作为新氢进入装置。由循环氢压缩机出
29、来的循环氢也分为两路，一路经换热器（E103）与热高分（D103）气相物流换热后与原料油混合；另一路去加氢处理反应器（R101）作为急冷氢，急冷氢分为三路，通过调节急冷氢量，将加氢处理反应器床层温度控制在一定范围内，确保产品质量与收率。热高压分离器（D103）底部的油相进入热低压分离器（D105）进行进一步的气液分离；热高分顶部的油气物流经过换热器（E-103）及空冷器（A101）冷却后，温度达到50以下，进入冷高压分离器（D-104）。从热低压分离器（D105）顶部来的气相物流经空冷器（A110）冷却后与冷高压分离器来的油相混合进入冷低压分离器（D106），在此进行进一步气相、油相和水相分离
30、，分出的水相仍为含硫污水送到污水处理装置进行处理，顶部的气体出装置。油相混入热低分来的物流去蒸馏部分的加热炉（F102）。至此，油品的加氢处理加氢后精制过程全部完成。4.3 常、减压分馏部分热低分油与冷低分油混合后进F-102加热到320左右进入常压汽提塔C-101,塔底设蒸汽汽提,塔顶油气经空冷器(A-102),水冷器(E-105)冷却至40进常压塔顶回流罐(D-108)进行汽、油、水三相分离,分离出的不凝气送出装置,含油污水自流到减压塔顶大气罐(D-109),油相经常压塔顶回流及产品(P-105/1、2)升压后，一部分作为C-101回流，一部分作为副产品粗汽油送出装置。常压塔设柴油抽出侧线
31、，从侧线塔C-106抽出的柴油经轻柴油产品泵（P-116/1，2）升压后经常压侧线空冷器（A-109）冷却到50与减压柴油侧线的重柴油混合送出装置。常压塔底油经常压塔底泵（P-104/1，2）抽出升压后，再进减压塔进料加热炉（F-103）加热至360左右，进减压塔（C-102）。减压部分由一个减压塔，三个侧线汽提塔组成，均用过热蒸汽直接汽提，减压塔（C-102）采用三级抽真空，真空度为40mmHg。减压塔顶油气经大气水封罐（D-109）分离后，不凝气送入减压炉（F-103），含油污水，经减压系统水泵（P-111/1，2）升压出装置；减顶油经减顶油泵（P-110/1，2）送至不合格油线出装置。减
32、一线为柴油侧线汽提塔（C-103）。减一线油经柴油侧及减一线中段回流泵（P-112/1，2）自C-102填料第6床层底部抽出后，分成三部分。一部分返回C-102第五床层上部分，一部分进C-103汽提，另一部分经减一中段回流空冷器（A-107）冷却后回流至第六床层上部。侧线塔C-103顶蒸汽返回C-102第六床层上部，塔底油经柴油产品泵（P-109/1，2）升压经柴油产品空冷器（A-103）冷却后送出装置。减二线为轻质润滑油侧线汽提塔（C-104）。减二线油经轻质油侧线及减二中段回流泵（P-113/1，2）自C-102第4床层底部抽出后，也分为三部分。一部分返回C-102第三床层上部；一部分进C
33、-104汽提；另一部分经减二中段回流空冷器（A-108）冷却后回流至第4层上部。侧线塔C-104顶蒸汽返回C-102第五床层下部，C-104塔底油经轻质油产品泵（P-108/1，2）升压经轻质油产品空冷器（A-104）冷却后送出装置。减三线为中质润滑油侧线汽提塔（C-105）。减三线油经中质油侧线抽出泵（P-114/1，2）自C-102第三床层底抽出后，一部分返回至C-102第二床层上部，一部分至塔C-105，C-105顶蒸汽返回C-102第三床层底部，C-105塔底油经中质油产品泵（P-107/1，2）升压经中质油产品空冷器（A-105）冷却后送出装置。C-102塔底油经减底油泵（P-106
34、/1，2）抽出升压后，与E-104换热，再由重质油产品空冷器（A-106）冷却后出装置。4.4 辅助系统 装置除主要生产流程外，还设有硫化剂系统，催化剂器内再生系统。4.4.1 硫化剂系统 硫化剂系统用于开工时催化剂的硫化及平时向加氢处理系统补硫。本装置的几种催化剂均为氧化态产品，必须在开工时通过硫化过程转化为硫化态以提高活性。 硫化系统设备包括：硫化剂罐，注硫泵及相应的配管及仪表。 硫化剂为桶装，平时存放于工厂的专用库房中，使用时运到现场，用注硫泵装入硫化剂罐（D118/1，2）中。罐顶应设氮封保护。本装置的硫化可采用湿法或干法，多采用湿式硫化法。RL1 催化剂与RJW2催化剂串联硫化。硫化
35、剂采用二甲基二硫醚（DMDS），硫化剂自硫化剂罐（D118/1，2）用硫化剂泵（P121/1,2）抽出，将硫化剂注入进料缓冲罐D102。预硫化流程与正常操作流程基本相同，加氢系统硫化油在系统内循环，根据装置实际情况建立循环流程，实现硫化油循环。4.4.2 催化剂器内再生系统催化剂经过较长时间运转后，表面积炭逐渐增加，活性逐渐降低，表现为反应温度提高，主产品收率下降，副反应增加，不适合继续运转，此时催化剂应进行氧化再生，即在高温下通入氮气空气混合物，发生氧化反应将积炭转化为 CO2 除去，恢复催化剂活性。这一过程可在装置内进行，称为器内再生，也可将催化剂卸出用专门设备再生后再装入反应器，称为器外
36、再生。本装置按照器内再生设计了有关设备。器内再生时，向系统引入氮气，循环氢压缩机（K102）以最大量循环，控制反应器入口压力 3.5 MPa(G) 左右。用新氢压缩机（K101）向系统注入空气，根据再生需要调整注入的空气量。根据需要向空冷器（A101）入口注入碱液，防止设备受到再生烟气腐蚀。再生时，可将加氢系统换热器(E101)，(E102)及热高分(D103)，换热器(E103) 甩掉，接临时管线将反应器出口连接到烟气与循环碱液混合器，烟气从反应器出口直接进混合器，这样可避免再生时对高温换热器、热高分及管线的腐蚀。5 工艺设计数据和指标5.1 原材料质量指标5.1.1 加氢装置进料共同限制指
37、标表2 加氢装置进料共同限制指标序号项 目单位指标1含水量 不大于g/g3002含砷量 不大于ppb2003含盐量 不大于mg/L1.04正庚烷不溶物 不大于m%0.015总金属含量 不大于g/g1.05.1.2 原料油质量指标减三线馏分油性质与限定指标见表3。表3 减三线馏分油性质与限定指标项目典型数据限定指标分析方法运动粘度（100），mm2/s7.507.50GB/T 265脱蜡油粘度指数a6767密度（20），g/cm30.8775GB/T 1884、GB/T 1885色度，号6.06.5GB/T 6540凝点，43GB/T 3535酸值，mgKOH/g0.120.3GB/T 4945
38、闪点（开）， 228228GB/T 3536硫，g/g0.25GB/T 387氮，g/g210GB/T 9170碱氮，g/g177GB/T 0162苯胺点，105GB/T 262馏程，初馏点5%馏出温度10%馏出温度30%馏出温度50%馏出温度70%馏出温度90%馏出温度341393405441458475506393510ASTM D 86总金属含量，g/g0.11.0RIPP 124-90a脱蜡油倾点应不高于-5。减四线馏分油性质与限定指标见表4。表4 减四线馏分油性质与限定指标项目典型数据限定指标分析方法运动粘度（100），mm2/s10.710.50GB/T 265脱蜡油粘度指数a57
39、55密度（20），g/cm30.885GB/T 1884、GB/T 1885 色度，号6.56.5GB/T 6540 凝点， 47GB/T 3535酸值， mgKOH/g0.160.3GB/T 4945闪点（开）， 250255GB/T 3536 硫，g/g0.35GB/T 387 氮，g/g350GB/T 9170 碱氮，g/g250GB/T 0162苯胺点，105GB/T 262馏程，初馏点5%馏出温度10%馏出温度30%馏出温度50%馏出温度70%馏出温度90%馏出温度95%馏出温度351413434470487506537544410530ASTM D 1160总金属含量，g/g0.1
40、1.0RIPP 124-90a脱蜡油倾点应不高于-5。轻脱沥青馏分油性质与限定指标见表5。表5 轻脱沥青馏分油性质与限定指标项目典型数据限定指标分析方法运动粘度（100），mm2/s25.632629GB/T 265脱蜡油粘度指数a9186密度（20），g/cm30.8924GB/T 1884、GB/T 1885色度，号7.58.0GB/T 6540凝点， 59GB/T 3535酸值，mgKOH/g0.240.5GB/T 4945闪点（开）， 280280GB/T 3536硫，%0.48GB/T 387氮，g/g500GB/T 9170碱氮，g/g437GB/T 0162苯胺点，105GB/T
41、 262馏程， 初馏点5%10%30%50%70%90%440492509541567592616490560ASTM D 1160总金属含量，g/g0510RIPP 12490a脱蜡油倾点应不高于5。5.1.3 氢气质量指标表6 氢气质量指标序号项目单位指标1新氢纯度 不小于%902H2O含量 不大于g/g3003CO含量 不大于g/g104CO+CO2含量 不大于g/g305.2 馏出口油品质量性质5.2.1 主产品性质5.2.1.1 轻质润滑油馏分性质表7 轻质润滑油馏分性质原料油减三线减四线轻脱沥青油馏分范围，320370360430360430粘度等级75N100N150N密度（20
42、），g/cm3运动粘度（100），mm2/s凝点，硫，mg/g氮，mg/g馏程（D1160），初馏点5馏出温度10馏出温度30馏出温度50馏出温度70馏出温度90馏出温度95馏出温度0.85911. 892910102553093243373453623933990.86102. 4843510103283453553793994074254390.83857.203310370430490430500粘度等级150N200N650N密度（20），g/cm3运动粘度（100），mm2/s凝点，硫，mg/g氮，mg/g馏程（D1160），初馏点5馏出温度10馏出温度30馏出温度50馏出温度70馏出温度90馏出温度0.8312
