蜡油加氢装置简介

组成 V％ 2. 产品
H2 90
C5 0.6
本装置的主要产品为汽油、柴油和蜡油。
表4 名称 密度(20℃) g/cm3 馏程 ℃ IBP 10% 30% 50% 70% 90% FBP 硫g/g 氮g/g 十六烷值
产品的主要性质（设计值） 汽油（初 柴油（初 蜡油（初 期） 期） 期） 0.7220 0.8680 0.9185
高分气 (循环氢)经脱硫塔前分离器(D-621)分液后进循环氢脱硫塔(C603)，由加氢裂化胺再生装置后的贫胺液经贫胺液水冷器(E-611)、贫胺 液罐(D-620)、贫胺液泵(P-618/A.B)后进入C-603作为吸收剂吸收循环氢 中的硫化氢，通过调节冷却水量控制进C-603的贫胺液与脱硫气体的温 差为5C。C-603底部的富胺液回加氢裂化胺再生装置再生。脱硫后的循 环氢经循环氢压缩机入口分液罐(D-610)分液、循环氢压缩机(K-602)升 压后，与来自新氢压缩机(K-601/A.B)出口的新氢混合成为混合氢循环使 用。D-604的油相经液控阀降压后进入冷低压分离器(D-605)。 D-602的热高分油经液控阀降压后，进入热低压分离器(D-603)，D-603 气相经热低分气冷却器(E-605)冷却到45C后与冷高分油混合进入冷低压 分离器(D-605)。D-603底部的热低分油（精制蜡油）进入脱硫化氢塔， 塔底用过热蒸汽汽提，以达到脱除杂质的目的。C601底油与原料油在E604/A.B换热至160C后作为热出料至催化裂化装置。停工时精制蜡油通 过精制蜡油空冷器A-604/A~D冷却至90C去罐区。D-605的冷低分油（汽 柴油），去柴油加氢精制装置。停工时去罐区。 D-604 、D-605底部排出的含硫污水自压至酸性水处理装置。D-605顶部 的含硫气体，自压至140万吨/年加氢裂化装置脱硫塔。D-610排放的废 氢自压至火炬管网。 压力为1.9～2.0MPa的补充氢由连续重整装置来，经新氢压缩机入口 分液罐(D-608)分液后，再经新氢压缩机(K-601/A.B)升压后与K-602出口 的循氢混合成为混合氢。
三、原材料及产品性质
1.原料
本装置的原料为焦化蜡油和减压蜡油的混合原料。 表1 原料油组成（设计值） 原料名称 焦化蜡油 减压蜡油 原料组成(w%) 万吨/年 表2 名称 密度 g/cm3 馏程 ℃ IBP 10% 30% 50% 70% 90% EBP 硫m% 294 354 373 408 430 480 520 2.84 455 --510 --520 --545 2.224 20℃ 35 35 65 65
二、装置概况及特点
1.装置规模及组成 蜡油加氢精制装置技术改造原料处理能力为100万吨/年，年开工时 数8400小时。本装置为连续生产过程。主要产品为蜡油、柴油、汽油。 本装置由反应部分、循环氢脱硫部分、氢压机部分（包括新氢压缩 机、循氢压缩机）、加热炉部分及公用工程部分等组成。 2.生产方案 混合原料经过滤后进入缓冲罐，用泵升压，经换热、混氢，再经换 热进入加热炉，加热至350℃后进反应器进行加氢，反应产物经换热后 进热高分进行气液分离，气相进一步冷却，进冷高分进行气液分离，气 相进新增的循环氢脱硫塔脱硫后作为循环氢与新氢混合，组成混合氢循 环使用；液相减压后至热低分，热低分的液相至催化裂化装置。热低分
100万吨/年蜡油加氢装置 装 置 简 介
中国石化股份有限公司 上海高桥分公司炼油事业部 2007年3月
编制：何文全 审核：严 俊 校对：周新娣
目 录
第一章 工艺简介 一、概述 二、装置概况及特点 三、原材料及产品性质 四、生产工序 五、装置的生产原理 六、工艺流程说明 七、加工方案 八、自动控制部分 九、装置内外关系 第二章 设备简介 一、加热炉 二、氢压机 三、非定型设备 四、设备一览表 五、设备简图
五、装置的生产原理
焦化蜡油和减压蜡油在一定的温度、压力下，借助于催化剂进行加氢 脱金属、脱硫、脱氮、烯烃和芳烃饱和、部分转化等反应，同时对含硫 量较高的循环氢进行脱硫。从而使精制蜡油符合催化裂化装置进料的要 求。 加氢精制经过几十年的发展，工艺技术水平有了很大提高，并趋于成 熟。FF-14催化剂是针对蜡油而开发的加氢精制催化剂，它具有孔结构 合理、酸性适中等特点，中型加氢装置评价结果表明：FF-14催化剂在 保持高加氢脱氮活性的同时，催化剂的加氢脱硫活性明显高于参比剂， 可以提高蜡油加氢精制装置脱硫能力，并且不降低脱氮和芳烃饱和能 力。故本次设计采用FF-14催化剂。 本次蜡油加氢精制装置技术改造，利旧原汽柴油加氢精制装置，工艺 流程仍采用热高分流程，新增循环氢脱硫系统，停开分馏塔C602。
第一章
一、概述
工艺简介
中国石化股份有限公司上海高桥分公司炼油事业部是具有五十多年 历史的加工低硫石蜡基中质原油的燃料——润滑油型炼油企业，根据中 国石化股份有限公司原油油种变化和适应市场发展的需求，上海高桥分 公司到2007年以后除了加工大庆原油、海洋原油等低硫原油外，将主要 加工含硫2.0%左右的含硫含酸进口原油。由于常减压生产的减压蜡油和 延迟焦化装置生产的焦化蜡油中含有较多的不饱和烃及硫、氮等有害的 非烃化合物，这些产品无法达到催化裂化装置的要求。为了使二次加工 的蜡油达到催化裂化装置的要求，必须对焦化蜡油和减压蜡油进行加氢 精制，因此上海高桥分公司炼油事业部进行原油适应性改造时，将原 100万吨／年柴油加氢精制装置改造为100万吨/年蜡油加氢装置。本装 置的建设主要是为了催化裂化装置降低原料的硫含量和酸度服务。本装 置由中国石化集团上海工程有限公司设计，基础设计于2005年6月份完 成，2005年8月份进行了基础设计审查，工程建设总投资2638.73万元， 其中工程费用2448.74万元。2006年7月降蜡油含硫量由原设计2.44％提 高至3.28％，工程建设总概算增加820.8万元。
56 89 102 122 134 158 175 10 2
Байду номын сангаас
178 195 225 268 310 332 352 400 48
370 398 413 444 470 510 540 1100 1350
3. 辅助材料性质 1 催化剂及保护剂的物化性质 表5 催化剂及保护剂物化性质 FZC-100 FZC-102B FZC-103 保护剂和催化 剂 保护剂 保护剂 保护剂 形状 MoO3，m% NiO，m% CoO，m% P，m% 粒径Ф， mm 15～18 4.9～5.2 3.3～3.6 七孔球 拉西环 4.0-6.0 1.0-2.0 拉西环 6.0-8.0 1.5-2.5 -
FF-14 催化剂 三叶草 22.5～25.5 1.8～2.2 1.3～1.9 0.9～1.3 1.4～1.6
内孔径Ф， mm 长度，mm 孔容，mL/g 比表面，m2/g 堆积密度， g/cm3 压碎强度， N/mm 催化剂形态 第一周期寿 命，a 总寿命，a ⑵ 二甲基二硫 市售工业标准 ⑶ 苯甲酸胺 市售工业标准 ⑷ 直馏煤油
合计 100 100
混合原料油的主要性质（设计值） 焦化蜡油 减压蜡油 混合油 0.9693 0.9379 0.9489
295 382 410 445 475 512 545 2.44
氮g/g 4760 1850 2869 本装置的补充氢由80万吨/年连续重整装置提供，其组成详见表 3。 表3 C1 1.94 新氢组成（设计值） C2 C3 C4 3.0 2.36 2.1
2.0～3.0 0.15～0.30 1～30 0.75～0.85 ≮200(N/粒) 氧化态 3 3
2.0～2.4 3～10 0.60～0.80 260～330 0.37～0.43 2.0 氧化态 3 3
1.0～1.2 3～8 0.50～0.65 150～220 0.56～0.62 3.0 氧化态 3 3
气相经冷凝冷却至冷低分，冷低分的液相至汽柴油加氢装置。 3.装置平面布置 在总体布置，节约用地的基础上，根据生产流程、防火、防爆、安 全、卫生、环境保护、施工、检修等要求，结合场地自然条件，紧凑、 合理地布置。力求工艺流程合理，物料流线短，并充分依托、利用现有 设施和资源，节约建设投资，同时满足生产、操作、节能、有利管理的 要求。 本装置建东有#3常减压蒸馏装置，建南是常减压装置的原料罐区， 建西是延迟焦化装置，建北与催化重整装置组成联合装置，加热炉、氢 压机、控制室等集中布置，功能分区，保留6米宽的消防、检修通道， 达到节约用地、节能、安全、紧凑的要求。防火间距符合规范。 4.工艺技术特点 ⑴ 为避免原料油与空气接触氧化产生聚合物，减轻高温部位的结 焦，故在原料油缓冲罐的罐顶采用了燃料气保护。 ⑵ 原料油经预热后与氢气在换热器前混合，这样可提高换热器的 换热效率，减少进料加热炉炉管结焦。 ⑶ 在热高分顶出口空冷器上游设置注水设施，避免铵盐析出堵塞 管线和设备。 ⑷ 循环氢系统增加脱硫塔，进行脱除硫化氢。 ⑸ 在反应部分的流程设计中，考虑了催化剂预硫化设施。预硫化 采用液相预硫化方法，预硫化油为直馏煤油，硫化剂为二甲基二硫。催 化剂再生按器外再生考虑。 ⑹ 分馏部分采用单塔汽提流程，即从反应油气中分离出来的液相 反应生成油先进入脱硫化氢塔，用过热蒸汽汽提方法将硫化氢脱除，然 后至催化装置热进料或者冷却后去罐区。脱硫化氢塔脱除的含硫化氢干 气自压至制氢装置或干气脱硫装置。 ⑺ 本装置的最主要工艺特点就是采用了热高分流程。热高分流程 能充分地利用热能，降低能耗，它主要是将反应生成物经热高压分离器 及热低压分离器分离后，大部分的液相物料不必经过冷却后再换热的过 程，而直接由分离器压至分馏部分，这样使热量得到了最有效的利用。
的。热低分的汽柴油组分直接进柴油加氢装置。 3. 循环氢脱硫工序 自D-604顶部出来的冷高分气 (循环氢)经脱硫塔前分离器(D-621)分液 后进循环氢脱硫塔(C-603)，由溶剂再生装置再生后的贫胺液经贫胺液水 冷器(E-611)、贫胺液罐(D-620)、贫胺液泵(P-618/A.B)后进入C-603作为 吸收剂吸收循环氢中的硫化氢，通过调节冷却水量控制进C-603的贫胺 液与脱硫气体的温差为5℃。C-603底部的富胺液回加氢裂化胺再生装置 再生。
3～8 ≥0.30 ≥160 0.90～0.98 16.0 氧化态 3 6
四、生产工序
本装置的生产工序分为反应、分离和循环氢脱硫三部分。 1. 反应工序 混合原料自装置外来，在原料油缓冲罐液面控制下，通过原料油过滤 器进入原料缓冲罐。自原料缓冲罐出来的原料油经原料泵升压后，在流 量控制下，经换热器换热后与混合氢混合，经反应流出物／混合进料换 热器换热后进入反应进料加热炉加热至反应所需温度后进入加氢精制反 应器，在反应器内进行加氢反应，主要是脱除其中的有机硫、氮、氧化 物，以及烯烃饱和，以提高汽柴油的质量。反应产物进入产物分离器， 经气液相分离，气相经氢气循环机作为循环氢，液相则进入分馏系统。 2. 分离工序 分离工序是将加氢反应后的生成油中的H2S、NH3、H2O脱除，以保 证产品中杂质含量合格。反应生成油（柴油蜡油混合组分）从热低分 D603进入脱硫化氢塔，塔底用过热蒸汽汽提，以达到脱除杂质的目
六、工艺流程说明
温度80℃的减压蜡油和焦化蜡油在罐区用泵送入装置后按一定比例混 合，通过原料油过滤器(FL-601/A.B)除去原料中大于25微米的颗粒后， 进入原料油缓冲罐(D-601)，该罐顶用燃料气进行气封，以达到隔绝空 气、防止油品氧化之目的。然后用进料泵(P-601/A.B)将混合蜡油从D601抽出升压后，经原料油/精制蜡油换热器(E-604/A.B)换热后与混合氢 混合，该混合进料经反应流出物/混合进料换热器(E-601/A~C)换热后进 入反应进料加热炉(F-601)，加热至350C(末期375℃)后进入加氢精制反 应器(R-601)。 由R-601出来的反应物经E-601/A~C与混合进料换热温度降至220C后， 进热高压分离器(D-602)。热高分气体经热高分气/混合氢换热器(E602)、热高分气空冷器(A-601/A~D)、热高分气冷却器(E-603)冷至45C后 进入冷高压分离器(D-604) 进行油、气、水三相分离。为防止热高分气 在冷却过程中析出铵盐，堵塞管路和设备，通过除盐水泵(P-602/A~C) 抽取除盐水罐(D-611)的除盐水，注入A-601前。自D-604顶部出来的冷