柴油加氢工艺流程-班长
合集下载
相关主题
- 1、下载文档前请自行甄别文档内容的完整性，平台不提供额外的编辑、内容补充、找答案等附加服务。
- 2、"仅部分预览"的文档,不可在线预览部分如存在完整性等问题,可反馈申请退款(可完整预览的文档不适用该条件!)。
- 3、如文档侵犯您的权益，请联系客服反馈,我们会尽快为您处理(人工客服工作时间：9:00-18:30)。
▪ 装置特点
a 原料油过滤装置内设置原料自动反冲洗过滤器，脱除大于25微米的固体颗粒。 b 原料油惰性气体保护原料油缓冲罐采用燃料气覆盖措施，以防止原料被氧化生成胶质。 c 高压空冷前注水在反应流出物进入空冷前注水，来溶解铵盐，避免铵盐结晶析出堵塞管路。 d 采用双壳程、螺纹锁紧环换热器，提高换热效率，减少换热面积，节省投资。 e 采用炉前混氢方案 ，提高换热效率和减缓结焦程度。 f 采用板焊结构热壁反应器，内设两个催化剂床层，中间设置了冷氢箱。 g 采用冷高分流程 h 分馏部分采用双塔蒸汽汽提流程。
烃类分子的骨架结构发生极小的变化。
▪ a 脱硫反应：
在加氢条件下，石油馏份中的各种含硫化合物转化为相当的烃和H2S，从而脱除了硫。 硫醇加氢：R-SH+H2→RH+H2S 硫醚加氢：R-S-R`+2H2→RH+R`H+H2S 二硫化物加氢：R-S-S-R`+3H2→RH+R`H+2H2S
3 仪表第四维护班
7 仪表第四维护班
2014.07
装置简介
▪ 设计能力
装置公称规模为120×104t/a，实际处理量为113.43×104t/a，投产于2003年7月，原设计能力为120万吨/年，主要产 品有粗汽油、精制柴油，副产品为加氢干气。2004年6月进行掺炼焦化汽油改造，装置实际加工能力为104×104t/a。装置 主要由反应和分馏两部分组成。
工艺原理
▪ b 脱氮反应
在加氢精制条件下，氮化物在氢作用下，转化为NH3和烃，几种含氮化合物反应如下： 胺类：R－NH2+H2→RH+NH3
加氢原料油中氮化物大部分是环状化合物，加氢时首先是杂环结构被氢饱和生成氢化衍生物，然后氢化环在不 同位置上断裂生成胺，胺进一步加氢分解，转化为氨和相应的饱和烃和烷基芳烃。例如喹啉的反应：
6 仪表第四维护班
工艺流程
▪ 分馏部分
从反应部分来的低分油与T1102底油换热后进入脱硫化氢汽提塔（T1101），塔底通入220℃汽提蒸 汽，塔顶油气经汽提塔顶空冷器（A1102）、汽提塔顶后冷器（E1107）冷凝冷却至40℃，进入汽提塔顶 回流罐（V1104）进行气、油、水三相分离。闪蒸出的气体与低分气合并送至装置外；V1104含硫含氨污 水与高分、低分酸性水一起送出装置；油相经汽提塔顶回流泵（P1103A，B）升压后全部作为塔顶回流 。为了抑制硫化氢对塔顶管道和冷换设备的腐蚀，在塔顶管道注入缓蚀剂。脱硫化氢汽提塔底油经 E1102与反应流出物换热后进入产品分馏塔（T1102），T1102设有29层浮阀塔盘，塔底设蒸汽汽提，塔 顶油气经产品分馏塔顶空冷器（A1103）、产品分馏塔顶后冷器（E1105）冷凝冷却40℃后进入产品分馏 塔回流罐（V1105），回流罐压力通过燃料气控制。回流罐液相经产品分馏塔塔顶回流泵（P1104A、B） 升压后，一部分作为分馏塔的回流，另一部分作为粗汽油产品出装置。V1105分水包排出的含油污水自 流出装置由工厂统一处理。产品分馏塔底油经柴油泵（P1105A、B）升压后先经E1106A～D换热，后经柴 油空冷器（A1104）冷却至50℃，再经过柴油聚集器（V1108）脱水后，精制柴油送出装置
4 仪表第四维护班
工艺原理
▪ c 烯烃饱合
烯烃饱合生成烷烃，其加氢反应速度比脱硫反应略慢，原料由于烯烃的存在，会增加催化剂上的积碳，缩短生 产周期。化学反应方程式：
CnH2n + H2→CnH2n+2 烯烃饱合也为耗氢和放热反应，原料油溴价每降低一个单位，放热8.11×103焦/公斤进料，耗氢量约为1.07－ 1.42NM3/M3原料。
▪ d 脱氧反应：
加氢原料油中含有酚、过氧化物、酮等化合物，它们在加氢精制条件下发生下列反应。
5 仪表第四维护班
工艺流程
▪ 反应部分
原料油自装置外来，在原料油缓冲罐（V1101）液面控制下，通过原料油过滤器（FI1101）进行过 滤，除去原料中大于25μm的颗粒。过滤后的原料油进入原料油缓冲罐，然后经加氢进料泵（P1101A、B ）升压后，在流量控制下，与混合氢混合作为反应进料，依次与反应流出物经两个台位的反应流出物／ 反应进料换热器（E1103A、B和E110l）换热后，进入反应进料加热炉（F1101）加热至反应所需温度， 再进入加氢精制反应器（R1101），在催化剂作用下进行脱硫、脱氮、烯烃饱和、芳烃饱和等反应。该 反应器设置两个催化剂床层，床层间设有注急冷氢设施。来自R1101的反应流出物，经反应流出物／反 应进料换热器（E1101、E1103A，B）、反应流出物／分馏塔进料换热器（E1102）依次与反应进料、分 馏塔进料、反应进料换热，然后经反应流出物空冷器（A1101）冷却至49℃进入高压分离器（V1102）。 为了防止反应流出物中的铵盐在低温部位析出，通过注水泵（P1102A、B）将脱盐水注至A1101上游侧的 管道中。冷却后的反应流出物在高压分离器（V1102）中进行油、气、水三相分离。高分气进入循环氢 压缩机（C1101）升压后分两路：一路作为急冷氢进入反应器；一路与来自新氢压缩机（C1102A、B）的 新氢混合，混合氢与原料油混合作为反应进料。含硫、含氨污水自V1102底部排出，至装置外酸性水汽 提装置处理。高分油相在液位控制下经调节阀减压后进入低压分离器（V1103）。V1103闪蒸出的低分气 至分馏部分与脱硫化氢汽提塔顶气合并送出装置进行脱硫处理。低分油经柴油／低分油换热器（E1106A ～D）与柴油产品换热后，进入脱硫化氢汽提塔（T1101）。新氢经新氢压缩机入口分液罐（V1106）分 液后进入C1102A、B，经两级升压后与C1101出口的循环氢混合。
▪ 原料及产品
原料为焦化汽油、焦化柴油和催化柴油的混合油，产品为精制柴油和精制汽油，副产品为干气，至装置外脱硫后Hale Waihona Puke Baidu燃 料使用
2 仪表第四维护班
工艺原理
▪ 加氢精制
加氢精制是指在催化剂和氢气存在下，石油馏份中含硫、氮、氧的非烃类组份和有机金属化合物分 子发生脱除硫、氮、氧和金属的氢解反应，烯烃和芳烃分子发生加氢反应，被处理的原料平均分子量及
a 原料油过滤装置内设置原料自动反冲洗过滤器，脱除大于25微米的固体颗粒。 b 原料油惰性气体保护原料油缓冲罐采用燃料气覆盖措施，以防止原料被氧化生成胶质。 c 高压空冷前注水在反应流出物进入空冷前注水，来溶解铵盐，避免铵盐结晶析出堵塞管路。 d 采用双壳程、螺纹锁紧环换热器，提高换热效率，减少换热面积，节省投资。 e 采用炉前混氢方案 ，提高换热效率和减缓结焦程度。 f 采用板焊结构热壁反应器，内设两个催化剂床层，中间设置了冷氢箱。 g 采用冷高分流程 h 分馏部分采用双塔蒸汽汽提流程。
烃类分子的骨架结构发生极小的变化。
▪ a 脱硫反应：
在加氢条件下，石油馏份中的各种含硫化合物转化为相当的烃和H2S，从而脱除了硫。 硫醇加氢：R-SH+H2→RH+H2S 硫醚加氢：R-S-R`+2H2→RH+R`H+H2S 二硫化物加氢：R-S-S-R`+3H2→RH+R`H+2H2S
3 仪表第四维护班
7 仪表第四维护班
2014.07
装置简介
▪ 设计能力
装置公称规模为120×104t/a，实际处理量为113.43×104t/a，投产于2003年7月，原设计能力为120万吨/年，主要产 品有粗汽油、精制柴油，副产品为加氢干气。2004年6月进行掺炼焦化汽油改造，装置实际加工能力为104×104t/a。装置 主要由反应和分馏两部分组成。
工艺原理
▪ b 脱氮反应
在加氢精制条件下，氮化物在氢作用下，转化为NH3和烃，几种含氮化合物反应如下： 胺类：R－NH2+H2→RH+NH3
加氢原料油中氮化物大部分是环状化合物，加氢时首先是杂环结构被氢饱和生成氢化衍生物，然后氢化环在不 同位置上断裂生成胺，胺进一步加氢分解，转化为氨和相应的饱和烃和烷基芳烃。例如喹啉的反应：
6 仪表第四维护班
工艺流程
▪ 分馏部分
从反应部分来的低分油与T1102底油换热后进入脱硫化氢汽提塔（T1101），塔底通入220℃汽提蒸 汽，塔顶油气经汽提塔顶空冷器（A1102）、汽提塔顶后冷器（E1107）冷凝冷却至40℃，进入汽提塔顶 回流罐（V1104）进行气、油、水三相分离。闪蒸出的气体与低分气合并送至装置外；V1104含硫含氨污 水与高分、低分酸性水一起送出装置；油相经汽提塔顶回流泵（P1103A，B）升压后全部作为塔顶回流 。为了抑制硫化氢对塔顶管道和冷换设备的腐蚀，在塔顶管道注入缓蚀剂。脱硫化氢汽提塔底油经 E1102与反应流出物换热后进入产品分馏塔（T1102），T1102设有29层浮阀塔盘，塔底设蒸汽汽提，塔 顶油气经产品分馏塔顶空冷器（A1103）、产品分馏塔顶后冷器（E1105）冷凝冷却40℃后进入产品分馏 塔回流罐（V1105），回流罐压力通过燃料气控制。回流罐液相经产品分馏塔塔顶回流泵（P1104A、B） 升压后，一部分作为分馏塔的回流，另一部分作为粗汽油产品出装置。V1105分水包排出的含油污水自 流出装置由工厂统一处理。产品分馏塔底油经柴油泵（P1105A、B）升压后先经E1106A～D换热，后经柴 油空冷器（A1104）冷却至50℃，再经过柴油聚集器（V1108）脱水后，精制柴油送出装置
4 仪表第四维护班
工艺原理
▪ c 烯烃饱合
烯烃饱合生成烷烃，其加氢反应速度比脱硫反应略慢，原料由于烯烃的存在，会增加催化剂上的积碳，缩短生 产周期。化学反应方程式：
CnH2n + H2→CnH2n+2 烯烃饱合也为耗氢和放热反应，原料油溴价每降低一个单位，放热8.11×103焦/公斤进料，耗氢量约为1.07－ 1.42NM3/M3原料。
▪ d 脱氧反应：
加氢原料油中含有酚、过氧化物、酮等化合物，它们在加氢精制条件下发生下列反应。
5 仪表第四维护班
工艺流程
▪ 反应部分
原料油自装置外来，在原料油缓冲罐（V1101）液面控制下，通过原料油过滤器（FI1101）进行过 滤，除去原料中大于25μm的颗粒。过滤后的原料油进入原料油缓冲罐，然后经加氢进料泵（P1101A、B ）升压后，在流量控制下，与混合氢混合作为反应进料，依次与反应流出物经两个台位的反应流出物／ 反应进料换热器（E1103A、B和E110l）换热后，进入反应进料加热炉（F1101）加热至反应所需温度， 再进入加氢精制反应器（R1101），在催化剂作用下进行脱硫、脱氮、烯烃饱和、芳烃饱和等反应。该 反应器设置两个催化剂床层，床层间设有注急冷氢设施。来自R1101的反应流出物，经反应流出物／反 应进料换热器（E1101、E1103A，B）、反应流出物／分馏塔进料换热器（E1102）依次与反应进料、分 馏塔进料、反应进料换热，然后经反应流出物空冷器（A1101）冷却至49℃进入高压分离器（V1102）。 为了防止反应流出物中的铵盐在低温部位析出，通过注水泵（P1102A、B）将脱盐水注至A1101上游侧的 管道中。冷却后的反应流出物在高压分离器（V1102）中进行油、气、水三相分离。高分气进入循环氢 压缩机（C1101）升压后分两路：一路作为急冷氢进入反应器；一路与来自新氢压缩机（C1102A、B）的 新氢混合，混合氢与原料油混合作为反应进料。含硫、含氨污水自V1102底部排出，至装置外酸性水汽 提装置处理。高分油相在液位控制下经调节阀减压后进入低压分离器（V1103）。V1103闪蒸出的低分气 至分馏部分与脱硫化氢汽提塔顶气合并送出装置进行脱硫处理。低分油经柴油／低分油换热器（E1106A ～D）与柴油产品换热后，进入脱硫化氢汽提塔（T1101）。新氢经新氢压缩机入口分液罐（V1106）分 液后进入C1102A、B，经两级升压后与C1101出口的循环氢混合。
▪ 原料及产品
原料为焦化汽油、焦化柴油和催化柴油的混合油，产品为精制柴油和精制汽油，副产品为干气，至装置外脱硫后Hale Waihona Puke Baidu燃 料使用
2 仪表第四维护班
工艺原理
▪ 加氢精制
加氢精制是指在催化剂和氢气存在下，石油馏份中含硫、氮、氧的非烃类组份和有机金属化合物分 子发生脱除硫、氮、氧和金属的氢解反应，烯烃和芳烃分子发生加氢反应，被处理的原料平均分子量及