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1、80万吨/年蜡油加氢精制操作规程目录第一章 工艺技术规程1第一节 设计依据1第二节 装置概况、特点及工艺原理1第三节 工艺流程说明9第四节工艺指标11第五节 原材料指标12第六节 公用工程（水、电、汽、风等）指标15第七节 主要操作条件及质量指标16第八节 原材料消耗、公用工程消耗、能耗计算指标与节能措施17第九节 生产控制化验分析18第十节 装置内外关系21第二章 岗位操作规程23第一节 反应部分操作规程23第二节 分馏部分操作规程50第四节 产品质量控制规程71第三章 开停工规程74第一节 装置开工规程74第二节 装置停工规程148第四章 设备操作规程180第五章 事故处理规程181第一节
2、 事故处理总则181第二节 事故处理状态182第三节 紧急停工方法182第四节 事故处理预案193第五节 停电事故处理230第六节 晃电事故处理233第七节 仪表风中断236第八节 循环冷却水中断238第九节 装置火灾事故处理方案241第十节 装置0.8MPa氮气中断事故处理方案252第十一节 DCS前台死机事故处理预案252第十二节 DCS后台死机事故处理预案255第六章 仪表控制系统260第一节 控制系统概述260第二节 仪表系统概述263第三节 控制回路说明268第七章 操作规定278第一节 长期操作规定278第二节 临时操作规定281第八章 安全生产及环境保护282第一节 安全知识28
3、2第二节 安全规定301第四节 本装置易燃易爆物质的安全性质、爆炸范围、闪点、自燃点328第五节 本装置主要有害物质的性质：329第六节 装置污染物主要排放部位和排放的主要污染物329第七节 环境保护知识330第九章 附录330第一章 工艺技术规程第一节 设计依据1、山东海化集团80万吨/年重油催化项目可行性研究报告2、山东海化集团有限公司提供的有关基础技术资料；3、山东海化集团石化分公司80万吨/年重油催化项目设计协调会会议纪要4、山东海化集团石化分公司80万吨/年重油催化项目设计合同第二节 装置概况、特点及工艺原理中国海洋石油海化石化分公司80万吨/年蜡油加氢装置是以常减压装置的减二线蜡油
4、和减三线蜡油以及原料车间蜡油为原料，精制过程是在临氢及一定的温度、压力和催化剂的作用下，脱除原料中的含硫、含氮、含氧化合物中的硫、氮、氧杂原子从而改善油品的质量。对于二次加工产品来说，可使油品中的烯烃、二烯烃 和以及芳烃加氢。与其他油品精制相比较，加氢精制具有产品收率高质量好的特点。蜡油是原料经二次加工以后得到的产品，它含有较多的硫、氮、氧化合物和烯烃，这些杂质在油品贮存过程中，极不稳定，胶质很快增加，颜色急剧加深，严重影响油品的贮存安定性和燃烧性能，因此，二次加工油品，必须经过加氢精制，除去含硫、氮、氧化合物和不稳定物质（烯烃），获取安定性和质量都好的优质产品。1 装置概况1）装置规模：该装
5、置加工减二线蜡油、减三线蜡油和焦化蜡油的混合原料80万吨/年。年开工时间为8400小时。 2）装置组成：该装置主要由反应部分、分馏部分、循环氢脱硫部分和公用工程以及辅助系统等部分组成。其中反应部分可以分为原料预处理系统、原料升压系统、原料及氢气换热和加热系统、反应器系统、反应产物分离系统、循环氢脱硫系统、循环氢压缩机系统和补充氢压缩机系统、注水系统。分馏部分也可以分为脱丁烷塔系统、主分馏塔系统、柴油汽提塔和中段回流系统、以及产品冷却系统等组成。4）主要产品及副产品（按照初期工况）：气体： 3734Kg/h石脑油产品 1500Kg/h柴油产品11300Kg/h加氢蜡油产品79477Kg/h5）设
6、备概况 ：设备台数（注：不包括热工专业设备）序号名称台数备注1塔42冷换设备223空冷器104加热炉25主要容器216机泵297透平18反应器19压缩机310原料过滤器1套12其它小型设备5含风机、吊车小计1086）消耗指标：序号项目单位数量备注1循环冷水t/h607连续、最大755t/h2脱氧水t/h20连续4电（6000V）kw3166轴功率5电（6000V）kw3166轴功率6凝结水t/h-2.5外送71.0MPa蒸汽t/h7.0连续8仪表风m3n/min3连续90.6mpa氮气m3n/h10连续10燃料t/h0.9连续7）总能耗：1194 MJ/t(原料)即 。8）占地面积：总占地1.
7、28公顷。2 装置特点1）反应部分采用炉前混氢流程，操作方便流程简单，传热效率高。2）高压换热流程采用汽液两相流混合换热流程，具有传热系数高、换热不易结焦、节省换热面积等优点。3）该装置反应产物分离流程采用热高分流程，减少换热面积，有利于装置能耗的降低。4）设置循环氢脱硫单元，可降低设备腐蚀、提高循环氢的氢纯度，减少废氢的排放。5）采用原料自动反冲洗过滤器，防止原料中固体杂质携带入反应器床层，过早造成压降。6）分馏部分采用双塔汽提流程，设置分馏进料加热炉与加氢炉“二合一”共用一个对流段。7）采用循环氢凝聚分液器，在保证循环氢分液的同时，降低设备投资。8 催化剂湿法硫化。3 工艺原理加氢精制过程
8、是在临氢及一定的温度、压力和催化剂的作用下，脱除原料中的含硫、含氮、含氧化合物中的硫、氮、氧杂原子从而改善油品的质量。对于二次加工产品来说，可使油品中的烯烃、二烯烃 和以及芳烃加氢。与其他油品精制相比较，加氢精制具有产品收率高质量好的特点。蜡油是原料经二次加工以后得到的产品，它含有较多的硫、氮、氧化合物和烯烃，这些杂质在油品贮存过程中，极不稳定，胶质很快增加，颜色急剧加深，严重影响油品的贮存安定性和燃烧性能，因此，二次加工油品，必须经过加氢精制，除去含硫、氮、氧化合物和不稳定物质（烯烃），获取安定性和质量都好的优质产品。3.1加氢精制中的化学反应石油馏分是由多种烃类和非烃类组成的复杂混合物。因
9、此，在加氢精制过程中，会有多种反应发生，但主要有以下几种反应发生。3.1.1加氢脱硫反应原料油中的含硫化合物主要是：硫醇、硫醚、二硫化物和噻吩等，在加氢的条件下，它们转化为相应的烃类和硫化氢，从而把硫除去：1) 硫醇硫醇加氢反应时，发生CS键断裂：RSH+H2RH+ H2S2) 硫醚硫醚加氢反应时，首先生成硫醇，再进一步脱硫：RSR+ H2RSH+RHRSH+ H2 RH+ H2S3) 二硫化物二硫化物加氢反应时，首先发生SS键断裂，生成硫醇，再进一步发生CS键断裂，脱去硫化氢。在氢气不足的条件下，硫醇也可以转化成硫醚：RSSR+ H2 2RSH2RSH+H2 2RH+H2S4) 噻吩噻吩加氢
10、反应时，首先是杂环加氢饱和，然后是CS键开环断裂生成硫醇，最后生成丁烷。3.1.2加氢脱氮反应含氮化合物对产品质量的稳定性有较大危害，并且在燃烧时会排放出NOX污染环境。石油馏分中的含氮化合物主要是杂环化合物，非杂环化合物较少。杂环氮化物又可分为非碱性杂环化合物(如吡咯)和碱性杂环化合物(如吡啶)。1) 非杂环化合物非杂环氮化合物加氢反应时脱氮比较容易，如脂族胺类（RNH2）。RNH2+H2RHNH32) 非碱性杂环氮化物（如吡咯）吡咯加氢脱氮包括五元环加氢、四氢吡咯中的CN键断裂以及正丁胺的脱氮等步骤。3) 碱性杂环氮化物如（吡啶）吡啶加氢脱氮也经历六元环加氢饱和、开环和脱氮等步骤。3.1.
11、3含氧化合物的加氢反应石油馏分中的含氧化合物主要是环烷酸和酚类。这些氧化物加氢反应时转化成水和烃。1) 环烷酸环烷酸在加氢条件下进行脱羧基或羧基转化为甲基的反应。2) 苯酚苯酚中的C-O键较稳定，要在较苛刻的条件下才能反应。3.1.4烯烃饱和反应烯烃的加氢速度很快，二烯烃加氢速度比单烯烃快，原料油中的烯烃在加氢精制条件下得到饱和，生成烷烃。烯烃都很容易加氢饱和，但烯烃加氢饱和反应是放热反应，在不饱和烃含量高的油品加氢时，要注意反应器床层温度的控制。1) 单烯烃： CnH2n + H2 CnH2n+22) 双烯烃： CnH2n-2 + 2H2 CnH2n+23.1.5芳烃和稠环芳烃的加氢反应芳烃
12、加氢主要是稠环芳烃部分加氢饱和。稠环芳烃的第一个芳香环的加氢反应速度比苯高，但第二第三个芳香环继续加氢时的反应速度依次急剧降低，芳香烃上带有烷基侧链会使芳香环的加氢更困难。在一般加氢条件下，单环芳烃加氢十分困难。3.1.6轻度的加氢反应当加氢精制条件适当时，加氢反应较轻微，而深度加氢精制时，则加氢反应很显著。C10H22 + H2 C5H12 + C5H12 R + H2 + RH在加氢精制时，加氢反应是不希望的，要限制这类反应。除选用适宜的加氢催化剂外，根据实际尽可能降低反应温度。3.1.7脱金属反应油品中的重金属有机化合物(如砷、铜、汞、铅等)在高温并有催化剂的作用下，与H2S反应成金属硫
13、化物沉积在催化剂的表面。在实际反应中，以上几种反应都以不同的速度进行，从而使产品有不同的精制效果。它们的相对速度次序大至为：烯烃饱和脱硫脱氧多环芳烃加氢脱氮单环芳烃加氢饱和加氢。在加氢的反应过程中，除了上述几种反应外，还有脱卤素、聚合反应等。3.2影响加氢反应的因素汽柴油加氢精制的作用主要是脱硫、脱氮，脱氧和烯烃饱和。在馏分油加氢精制过程中，加氢脱氮的难度远远超过加氢脱硫和烯烃饱和，而且馏分越重脱氮的难度越大。加氢精制反应速度的快慢一般有以下规律：脱金属二烯烃饱和脱硫脱氧单烯烃饱和多环芳烃加氢脱氮单环芳烃饱和加氢柴油加氢精制过程中，所进行的反应与操作条件有很大关系。加氢精制反应对产品质量的调节
14、以反应温度为主要调节手段。空速、压力、氢纯度、氢油比等指标一般调节幅度不大，反应系统的操作要掌握好原料性质，控制好加热炉的平衡操作，降低装置能耗，控制好反应温度与反应压力，使装置平稳、安全长周期运行。3.2.1原料油性质原料油含硫含氮量越高，反应热越大，温度容易升高，蜡油的不饱和烃含量较高，反应放热更大，耗氢也高。如果原料油性质变化过大，就会出现床层温度波动的情况，本装置要求正常生产时催化剂床层最高温度不能超过420。当原料油带水进入反应系统时，会使反应器入口温度下降，造成反应系统压力波动、催化剂强度降低，这时应迅速通知上游装置或罐区加强切水，如果这种情况严重，则要及时汇报调度，暂时停止反应进
15、料，装置反应系统维持气体循环，分馏系统改油循环。3.2.2反应温度反应温度是柴油加氢过程最重要的调节参数。提高反应温度，加快脱硫和脱金属等反应速度，提高了加氢过程的杂质脱除率。另一方面，提高反应温度，虽然能提高加氢反应活性，但也加快生焦积炭反应速度。过快的提温速度，将缩短催化剂的使用寿命，因此，在保证产品质量的前提下应尽可能的降低反应温度，严格控制装置的提温速率。由于加氢反应是放热反应，催化剂床层温度会逐步升高，当催化剂床层温度太高时，在两个床层之间引入冷氢，可降低床层温度。3.2.3反应压力反应压力的影响是通过氢分压来体现的。反应系统中的氢分压决定于操作压力、氢油比、循环氢及新氢纯度及新氢量
16、。3.2.3.1反应氢分压反应氢分压是根据催化剂的性能、原料油的性质以及对产品质量要求和设备情况决定的。在其它条件一定时，提高反应氢分压，可促使加氢反应的进行，烯烃和芳烃的加氢速度加快，脱硫、脱氮率提高，故所得产品的溴价低，含硫、含氮化合物少，油品安定性好，同时还可在一定范围内防止或减少催化剂结焦，有利于保持催化剂活性，提高催化剂的稳定性。3.2.3.2系统压力系统压力波动会影响反应进料量、氢油比和反应深度，会影响反应温度，以致影响加氢过程，系统压力主要受到重整装置供氢的影响及本装置新氢压缩机的运行工况的影响；反应压力不作为调节手段。3.2.4反应空速空速是指单位时间内，单位体积(或重量)催化
17、剂所通过原料油的体积(或重量)。在不影响原料油转化深度的前提下，应尽量提高空速，达到优质多产的目的。本装置设计空速为1.8h-1(体积空速)。一般说来，在反应温度、压力一定的条件下，空速增加，原料油加氢深度及加氢深度下降，产品中含硫量、含氮量及产品溴价增加，产品质量变差。空速降低，加氢反应深度加深，空速过低可能造成偏流。当改变操作条件时，若反应进料量加大，会因反应放热量增加而使床层温度上升；反应进料量减少，会使床层温度下降。在调节反应进料量时，应以先提量后提温，先降温后降量为原则。正常生产时，提降量的速度应控制在不大于20th。反应进料量出现波动，多数是由于反应进料流控仪表故障，此时可改手动控
18、制或视情况改现场副线控制，并联系仪表工处理仪表。3.2.5氢油比氢油比指的是工作氢气的体积(在标准状态下)和工作油料的体积(一般按进料温度的条件下的体积或冷油体积)之比。当循环氢纯度不变时，氢油比大小主要由循环氢量大小决定，增大循环氢量，即是提高氢油比。当循环氢量出现变化或波动时，一般是由于循环机负荷变化、循环氢组成变化或仪表故障引起。当循环氢纯度提高而致使密度变轻时，仪表显示循环氢流量变低，此时可通过换算才能知道实际循环氢流量。仪表本身及其附件或引线堵时，也会使仪表显示循环氢流量不准确，此时要联系仪表工全面检查处理。提高循环氢纯度及使用高纯度的新氢、降低反应进料量，也可以提高氢油比。本装置设
19、计氢油比为450：1，采用较大的氢油比有如下好处：好处1) 大量的循环气体可以及时在把反应热从系统带出，使反应器催化剂床层温度容易控制平稳。2) 可以保持系统有足够的氢分压，使加氢反应易于进行。3) 过剩氢气可以起着保护催化剂表面的作用，在一定范围内，可以防止油料在催化剂表面缩合结焦。缺点能耗增加，系统压降增大。工作氢量进一步提高，使油品和催化剂的接触时间缩短，从而导致反应深度下降。3.2.6氢气纯度反应系统压力不变时，氢纯度越高，氢分压也越高，越有利于加氢反应的进行，所以应尽量使用高纯度新氢及尽量提高循环氢的氢纯度，达到延长催化剂寿命的效果。新氢中含有的CO和H2 会发生甲烷化反应并放出大量
20、的热，所以，新氢中CO含量增加，会使床层温度升高。CO十3H2CH4十H20十214.76千焦摩尔分子反应的结果不仅消耗了氢气，并且放出大量热使反应器催化剂床层有更大温升，破坏反应平衡，同时，生成的水蒸汽为极性化合物，优先吸附于催化剂的活性中心，妨碍催化剂的发生催化作用。由于其反应产物CH4和CO2在系统中的积累，可使循环氢的纯度降低。CH4在加氢反应中不大起作用，但CO2与加氢反应中生成的NH3容易生成(NH4)2CO3，在低于170 的管道、容器中，容易形成结晶析出，堵塞了管道而增大压差，甚至迫使装置停工。 O2的存在是一个危险因素，O2和H2反应并放热：O2十2H2 2H2O十241.8
21、6千焦克分子(摩尔)新氢中混入大量O2时，会使反应温度突然升高，压力骤增，严重时会发生爆炸事故。在置换时，要求系统O2含量0.5。对于固定床反应器来说，最严重的事故是超温，这种事故的发展可能会造成催化剂烧结、反应器内构件损坏等严重后果。3.2.7结焦的影响高温时，原料油不能单独进入反应器，虽然几分钟内没有氢气不会损坏催化剂，但是延长无氢操作时间，将会使原料油在催化剂表面严重结焦。即在氢气环境中，如果因操作波动而使反应温度过高，也会使原料油裂解而结焦。含烯烃、稠环芳烃等组分较多的原料油容易结焦，催化剂是否结焦可以从反应器的压差值是否增加来判断。3.2.8催化剂的活性在新催化剂或刚再生好的催化剂使
22、用初期，活性高，床层温度容易上升，所以提量和提温的速度要求慢些。随着催化剂使用时间的延长，或积碳过多地积在催化剂上，催化剂活性降低，要通过逐步提高反应温度的办法来维持产品质量，此时提温的幅度可以稍大些。4 主要技术经济指标序号指 标 名 称单位数量备注一主要原料和辅助原料减直馏蜡油t/h47.619焦化蜡油t/h47.619制氢氢气t/h0.773二主要产品和副产品气体+损失t/h3.734收率3.91%石脑油产品t/h1.5收率1.58%柴油产品t/h11.3收率11.87%精制蜡油产品t/h79.47收率83.45%第三节 工艺流程说明1 反应部分自罐区来的混合蜡油，由调节阀LV3101控
23、制进入装置。进入V-3101。V-3101顶设有火炬气封，压力由PIC10101控制，P3101/AB自V-3101罐底抽出原料经过：原料油/中段回流换热器E-3203、原料油/蜡油换热器E-3207进入原料过滤器，滤除直径大于25的杂质进入滤后原料缓冲罐V-3102。自V-3102底部出来的原料经过一台多级的反应进料泵P3102A/B升压后，进入E-3101换热后。与来自循环氢压缩机K3102的循环氢气混合，进入原料油反应产物换热器E3102,反应的进料量由进料调节阀FV3105来控制， E3102设有旁路，通过调节进料旁路调节阀TV3101，控制走换热器的反应生成油进入热高分V-3104的
24、温度。原料蜡油预热后，进入加氢反应器反应器R3101。入口温度控制在350360，是通过位于加热炉出口温度TI3102、TI3103与加热炉瓦斯压力控制PICA3103/PICA3104串级实现调节的。R3101内，原料油与氢气混合，高氢分压条件下在催化剂表面产生一系列脱硫、脱氮、脱氧、脱金属、烯烃芳烃饱和等反应。这些反应总体为强放热反应，因此反应的混合物自上而下流经催化剂床层时温度要逐渐升高，为了限制温升和控制反应速率，在催化剂床层上部送入从循环氢压缩机过来的急冷氢气来调节温度。反应器设有三个催化剂床层。反应器分别通过二个冷氢流控自调阀FIC3109/FIC3110来调节各个床层入口的温度。
25、正常生产阀门最大开度保持在50左右，以确保当床层温度漂移时有足够的急冷氢流量储备。反应生成油和大量剩余的氢气反应器出口流出，经过反应流出物/原料油换热器E310进入到热高压分离器V-3104。热高压分离器的操作温度控制在260，热的物流被分离成汽液两相，其中较重的液态烃类经液位控制LV3105AB被送至热低压分离器V-3108，进行进一步的汽液两相分离，液相再经过一个液位控制LICA3108与流量控制FIC3112串级调节后直接进到分馏部分的脱丁烷塔T3201。而从热低压分离器V-3108顶部出来的气相经过E3103冷却至50进入冷高分罐进行油、水、气三相分离。在E3103的入口注入来自注水泵
26、P3103*的除氧水，用于溶解热酸性气中因冷却而析出的NH4HS和NH3CL，防止E3103被铵盐结晶阻塞。进入热高分V-3104较轻的烃类从顶部流出，先经过循环氢/热高分气换热器E106，再进入高压空冷A3101冷却。为了防止热高分气中的NH4HS和NH4CL在A3101中被冷却后析出结晶而阻塞空冷管束，在进入A3101之前要注入除氧水。与注水混合的油汽物流经2台A3101风机，冷却至50后进入冷高压分离器V-3105，被分离成气、油、水三相。气相从冷高分V-3105的顶部被引出，进入循环氢脱硫系统进行循环氢脱硫自富液再生装置来的贫胺液进入贫胺液缓冲罐V3111，贫胺液经贫胺液升压泵P310
27、4升压后进入循环氢脱硫塔T3101,与自T3101下部进入的循环氢逆向接触、反应吸收循环氢中部分H2S，脱硫后的循环氢自塔顶进入循环氢压缩机入口分液罐V3106，自V3106顶出来的循环氢经循环氢压缩机K3102升压后，与自K3101压缩后的新氢混合，返回到反应系统。循环氢脱硫塔T3101底出来的富胺液进入富胺液闪蒸罐V3112进行闪蒸，闪蒸后的富胺液自压至催化的富液再生装置进行再生。压缩机K3102的入口分液罐V-3106，液相经界位控制进入富胺液闪蒸罐。从V-3107分离出来的油由液位控制LICA3115与流量控制FIC3116串级调节，再与低分生成油/柴油换热器E3209换热，换热后的冷
28、低分油进入T3201第13层塔板。冷低分界位由经过界位控制LIC3116来调节。热低分的压力和冷低分一起，用设在冷低分V-3107顶的压力调节阀PIC3116来控制在1.92.0MPa，通过调节含硫酸性气去脱硫装置，另有一路超压保护来控制去火炬系统。冷高压分离器V-3105顶部设有0.7MPa和1.4MPa两个紧急泄压系统，0.7MPa泄压阀HV3101和1.4MPa泄压阀HV3102在联锁系统的控制下可以在必要的时候迅速降低整个反应系统的压力起到保护作用。由于反应系统压力对氢分压有直接的影响，并因此影响加氢的程度，反应速度、化学H2的耗量和焦碳在所有催化剂段上的沉积。较高的氢分压将有助于提高
29、催化剂的活性，并对催化剂失活有明显的抑制效果。 所以在装置设计允许的情况下应尽量维持高的系统压力操作。而冷高压分离器的压力应控制在9.6MPa。循环氢压缩机K3102为离心式压缩机，把在系统中大量的循环氢气压缩后送出。在循环氢压缩机K3102出口首先有一路氢气在防喘振调节阀FV3122作用下直接返回到高压空冷器A3101的入口，用来防止循环氢压缩机发生喘振。其余的氢气先与来自新氢压缩机K3101送来的新氢混合，再分别去反应系统作为与原料混合的循环混氢和控制各床层温度的急冷氢。本装置的补充新氢来自二台往复式新氢压缩机K3101A/B，压缩机出口的氢气直接补充到反应系统的循环氢压缩机K3102出口
30、，新氢机入口压力由压缩机的三级返一级调节阀PV3120调节，保证压缩机入口压力不低于设定值。2 分馏部分脱丁烷塔共有15层塔盘，从热低分V-3108和冷低分V-3107经E3209换热后的两路反应生成油分别进入到T3201的11和13层塔盘，在塔的底部1层塔盘下面，汽提蒸汽由FV3202控制流量吹入塔内，通过汽提蒸汽可以降低塔内油汽分压把硫化氢和C3以下的组分从塔顶带出，经过水冷器E3201冷却后进入回流罐V-3201。V-3201中的液态烃由P3202抽出，打回T3201顶部作为回流，由温度控制器TIC3201与流量控制FIC3201串级控制T3201的顶温在115，从V-3201分离出来的
31、水由界控LICA3203控制排去汽提装置。脱除了硫化氢等轻组分的塔底油由P3201送出，经换热器E3205A/B/C与T3202塔底产品蜡油进行换热。在分馏进料加热炉F3201前分成二路，由T3201的液位控制LICA3201与二路流量控制FIC3203/3204串级调节保证每路进料的平衡。F3201出口温度被加热至375度送入分馏塔T3202。分馏塔T3202共有36层塔盘、四个抽出。T3202顶部抽出的气相经空冷A3201冷却后进入分馏塔顶回流罐V-3202，分离出来的水由P3204抽出在界控LICA3207控制下被送往汽提装置。从V-3202出来的轻油由泵P3205抽出后分成两路，一路在
32、V-3202液位调节阀LICA3207控制下送至成品罐区；另一路返回到T3202的36层塔盘作为分馏塔的顶回流量调节顶温，由TIC3203与FIC3207串级控制。中段回流从分馏塔的22层塔盘上抽出，进入中段回流泵，再由中段回流泵P3203送出经E3203AB与原料换热后通过流量控制FIC3208调节后被送回T3202的23层塔盘用来取出塔内多余的热量. 柴油从分馏塔的21层塔盘上抽出，经T3203的液位控制LICA3205调节进入到柴油侧线汽提塔T3203。柴油在塔内经重沸器E3204加热的油汽汽提后，由产品泵P3207抽出经E3209冷低分油取热后进A3202冷却至50度送出装置。在T32
33、03的顶部有气相平衡线与T3202相连，使较轻的气相烃返回到分馏塔。产品蜡油从分馏塔底部经泵P3206抽出，首先进入柴油汽提塔底重沸器E3204，作为重沸柴油热源，再进入E3205、E3207、E3206、预热分馏塔的部分进料和原料蜡油后经A3203、E3210冷却至70度送出装置。第四节 工艺指标加氢装置主要工艺条件运转阶段初期末期反应器入口氢分压，Mpa8.0进料量，t/h95.238体积空速，h-1保护剂床层精制剂床层10.01.0催化剂装填量，m3112.3第一床层 保护剂精制剂5.1/5.115.3第二床层 精制剂35.7第三床层 精制剂51.1总计112.3反应温度，一床层入口出口
34、温升355/380380/404温升2524二床层入口出口温升365/382390/405温升1715三床层入口出口温升375/385398/407温升109总温升5248床层平均温度，376399反应器入口氢油比，Nm3/m3450450各床层间冷氢量， Nm3/h一、二床层间96358967二、三床层间65515605主要操作参数反应部分反应器入口氢分压MPa8.0氢油比450进料量t/h95.238热高压分离器温度260冷高压分离器温度50热低压分离器温度260冷低压分离器温度50循环氢脱硫塔温度45分馏部分脱丁烷塔进料温度264脱丁烷塔塔顶温度115脱丁烷塔塔顶压力MPa0.7分馏塔进
35、料温度375分馏塔塔顶温度115分馏塔塔顶MPa0.12第五节 原材料指标1 原料油该装置处理的原料油为常减压装置蜡油和焦化蜡油。原料蜡油的比例和主要性质见下表。原料油的组成及性质加氢装置原料性质 减压蜡油焦化蜡油混合原料加工量，万吨/年404080比重（15.6/15.6），g/cm30.94650.92260.9336总硫，wt-%2.052.332.2总氮，wt-ppm450075006000碱氮，wt-ppm4501500950残炭，wt-%0.550.350.5镍，wt-ppm1.420.040.29钒，wt-ppm2.30.120.81闪点（开口），223185185折射指数-苯胺
36、点，-凝固点，402836运动粘度，mm2/s 501223465运动粘度，mm2/s 1002159.5馏分，0%3032802905%36133834910%37036136530%42240941650%47342245370%50344547990%55047451295%575495535100%/(2) 产品性质加氢装置气体产品的性质组分循环氢脱丁烷塔顶气酸性气初期末期初期末期初期末期氢气，v.%90.184.828.120.771.962.9甲烷6.08.89.410.69.813.4乙烷2.13.810.314.65.39.0丙烷0.91.510.615.02.94.7异丁烷0
37、.20.45.89.60.71.4MDEA85ppm96ppm4ppm3ppm19ppm19ppm异戊烷/正戊烷/C5以上组分0.50.511.010.01.31.3NH3198ppm240ppm8.56.52.31.9H2S826ppm1000ppm15.412.15.24.8H2O0.10.10.90.90.60.6平均分子量4. 295.53427.530.89.612.1流量，Kmol/h3194323617.021.531.937.3kg/h468.4663.6306.8450.7加氢装置液体产品主要性质项目方法粗石脑油柴油蜡油初期末期初期末期初期末期实沸点切割范围，ASTM D28
38、92360比重（15.6/15.6），g/cm3ASTM D12980.7330.7350.8670.8700.8890.893总硫，ppmASTM D12663030100100640655硫醇硫，ppm55/总氮，wt-ppm1155720700倾点，ASTM D97/3333浊点ASTM D2500/-5-53737苯胺点，ASTM D611/46.546.095.595.0辛烷值，RON/MON68/6669/67/折射指数,20时ASTM D12181.4131.4161.4891.4921.5031.507康氏残炭，wt-%ASTM D189/0.50.5镍，wt-ppm0.10.
39、10.10.10.10.1钒，wt-ppm0.10.10.10.10.20.2 闪点，ASTM D93/7272/粘度，mm2/s 50ASTM D445/8.5 208.5 2067.567.5粘度，mm2/s 100ASTM D4459.89.8烷烃，LV-%ASTM D131930.131.425.023.422.520.3环烷烃ASTM D131943.539.929.528.643.541.4芳烃ASTM D131926.428.745.548.034.038.3多环芳烃0013.814.522.026.0馏分，ASTM D1160ASTM D1160初馏点 333117217136
40、035710%696723022738838530%959428528342041850%11211131831645245070%12812734134050049890%140140352351547545终馏点163163360360600600十六烷值ASTM D613/4846/水&沉积物,v-%ASTM D17960.010.010.010.010.010.01BMCI值/30.532.6K值/12.2912.223氢气该装置补充氢由制氢装置提供。氢气的主要规格如下表所列：补充氢的组成组成Vol%备注H299.9CH40.1CO+CO2Max. 20 ppmN2, Ar平衡第六节
41、公用工程（水、电、汽、风等）指标1 水新鲜水管道系统: 水温: 常温 水压: 0.4MPa消防水管道系统: 水温: 常温 水压: 0.40.8MPa循环冷水管道系统: 水温: 33 水压: 装置入口0.4MPa循环热水管道系统: 水温: 43 水压: 装置出口0.25MPa2 蒸汽 等级 条件 压力, MPa 温度, 低压 最大 1.2正常 1.1最小 1.0 260 250 2303 电 联合变电所位于80万吨/年汽柴油加氢装置北侧。4 非净化风 压力 0.6-0.7MPa仪表风 尘含量 1um颗粒1mg/ m3 油含量 0.5 MPa (G) 温度 环境温度 常压露点-405 N2 低压N2 压力 0.6
