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万吨柴油加氢操作要求文档在线提供
中国石化股份有限公司荆门分公司企业标准
100万吨/年柴油加氢装置工艺技术操作规程
Q/JSHJ0401·XX—2005
1范围
本规程主要规定了荆门分公司100万吨/年柴油加氢精制装置的工艺原理、流程、开停工操作法、岗位操作法及事故处理方案等内容。
本规程适用于荆门分公司100万吨/年柴油加氢精制装置的生产操作。
2引用标准
下列标准所包含的条文，通过在本标准中引用而构成本标准的条文。
本标准出版时，所示版本均为有效。
所有标准都会被修订，使用本标准的各方应探讨使用下列标准最新版本的可能性。
Q/JSHG1101·01—2003工艺技术操作规程管理标准
3工艺概述
3.1加氢精制的工艺原理
加氢精制就是在一定的工艺条件下，通过催化剂的作用，原料油与H2接触，脱除原料油中的硫、氮、氧及金属等杂质，并使烯烃饱和以提高油品使用性能的过程。
3.1.1主要化学反应
3.1.1.1加氢脱硫
硫是普遍存在于各种石油中的一种重要杂元素，原油中硫含量因产地而异，典型的含硫化合物如硫醇类RSH、二硫化物RSR’、硫醚类RSR’与杂环含硫化合物噻吩等。
加氢脱硫反应如下：
3.1.1.2加氢脱氮
氮是天然石油中的一种重要元素，其中石油中的氮多以杂环芳香化合物的形式存在，也有少量如苯胺类非杂环化合物；及吡啶、吡咯、喹啉及其衍生物等双环、多环、杂环氮化物。
氮化物可分为碱性化合物和非碱性化合物，其中五员氮杂环的化合物为非碱性化合物，其余为碱性化合物。
在加氢过程中非碱性化合物通常转变为碱性化合物。
几种含氮化合物的氢解反应如下：
3.1.3加氢脱氧
石油中的含氧化合物含量远低于硫、氮化合物，通常石油馏分中的有机氧化物以羧酸（如环烷酸）和酚类为主，醚类、羧酸、苯酚类、呋喃类。
3.1.4加氢脱金属反应
石油中一般含有金属组分，其含量因原油的产地不同而各异，其存在形式以金属络合物存在，它们的存在对炼制过程原料油的性质影响很大，金属组分以任何形式在催化剂上沉积都可以造成孔堵塞或催化活性位的破坏而导致催化剂失活，此外，在热加工中金属组分会促进焦炭的形成。
3.1.5芳烃加氢
现代分析手段的分析结果表明，石油中的芳烃主要有以下四类：
单环芳烃（苯及苯基环烷烃、烷基苯）
双环芳烃（萘及萘并环烷烃、烷基萘）
三环芳烃（蒽、菲及其烷基化合物）
多环芳烃（芘、萤等）
其反应模型如下
3.1.6烯烃加氢反应
原油中含有少量的不饱和烃如烯烃类、炔烃类。
其反应模型如下：
3.2影响加氢精制效果的主要因素
影响加氢效果的主要因素有反应温度、反应压力、氢油比、空速及催化剂活性等。
3.2.1温度
加氢反应是放热反应，提高温度对加氢反应化学平衡是不利的，但有利于脱氢和裂化反应。
在一定范围内提高温度，可以加快反应速度，同时，随着运转时间的延续，催化剂活性下降，也需提高温度予以补偿，但是温度过高，超过416℃，易产生过多的裂化反应，增加催化剂积炭，产品液收率低。
较低的温度，从化学平衡的角度来看是有利的，但温度低，反应速度慢，如果反应温度太低，会造成反应速度太慢，而失去经济意义。
3.2.2压力
在加氢过程中，有效的压力不是总压而是氢分压，由于加氢反应是体积缩小的反应，提高压力，有利于加氢反应的进行，还可以减少缩合和迭合反应，并改善碳平衡有利于减少催化剂结焦，而且反应速度将随着氢分压上升而上升。
但反应压力高会促进加氢裂化反应的进行，选择性变差，因而造成液收率下降，耗氢增加，氢纯度降低，过高的压力会增加设备投资和操作费用，同时对设备制造也带来一定的困难。
3.2.3空速
空速提高意味着加大处理量，提高空速，则油品在催化剂表面的停留时间会变短，精制效果相应变差，反之降低空速即减少加工量，精制效果相对上升，但停留时间过长，会造成裂化反应加剧，增加耗氢和催化剂积炭，同时也降低了装置的实际处理能力。
3.2.4氢油比
大量的氢气通过反应器可以把反应的生成热携带出来，起着保护催化剂的作用，保证反应器内温度平衡，由于加氢过程中大量的氢气与原料混合，使原料通过催化剂床层时，分布更均匀。
提高氢油比，有利于加氢反应，因为氢气与原料的分子比增加了，原料分子浓度增加，则有利于反应向生成物方向进行，既提高了产品质量，又减少了催化剂结焦，但是氢油比过大，原料与催化剂接触时间缩短，反过来又不利于加氢反应，加氢深度下降，系统压降也增加，因此，加氢氢油比的选择要适当，要考虑综合因素。
3.2.5催化剂
催化剂是决定加氢精制效果的关键因素之一，选择使用高活性的催化剂可以在较缓和的条件下达到同样的精制效果,本装置选用高活性的RS-1000催化剂。
3.3工艺流程概述
原料油自装置外来，经过自动反冲洗滤器SR-101/A,B，滤除机械杂质后进入原料缓冲罐D-101，再由反应进料泵P-102/A,B抽出升压，与K-101和K-102来的氢气混合，在E-103（壳），E-101（壳）与加氢精制反应产物换热后，进入反应加热炉F-101，加热至所需温度后进入反应器R-101进行加氢精制反应，反应后生成产物依次经E-101（管）、E-102（管）、E-103（管）换热后与经P-103/A,B打入的除盐水混合，使铵盐及部分H2S溶于水中，进入空冷器A-101/A，D，冷却至50℃左右后进入高压分离器D-102进行油，水，汽三相分离，下部含硫含铵污水和D-103的含硫含铵污水汇合后去D-203，由P-203/A,B送出装置处理（也可直接出装置），生成油经调节阀减压后进入低压分离器D-103，D-102上部的氢气进入循环氢压缩机K-102。
低分油依次经E-201/A,D（壳）和E-102（壳）与从气提塔C-201底产品换热升温后进入气提塔C-201，用过热水蒸汽汽提出含硫气体和汽油组分，含硫气体送往焦化装置再处理，汽油组分送出本装置作中间产品。
塔底产品由P-202/A,B抽出，先进入E-202产生一部分蒸汽，再进入E-201/A,D（管）与低分油换热后A-202/A,D冷却至50℃左右后作为产品送出装置。
4装置工艺设计参数
4.1原料油性质
表1原料油性质
原料名称
裂解柴油
直馏柴油
重催柴油
焦化柴油
分析方法
混合比例，wt%
20
15
25
40
油品性质
密度（20℃），g/cm3
0.9378
0.8482
0.9080
0.8290
GB/T1884
硫含量，m%
0.6182
0.31
0.53
0.335
GB/T380
氮含量，ppm
1758
70*
1400
2500
SH/0657
芳烃，m%
75
25*
74*
34.1
SH/T0606
凝点，℃
-10
0*
-3*
-8*
GB/T510
溴价，gBr/100g
35.6
5.0
18.5
23.5
SH/T0630
碱氮，ppm
250
30
200
650
SH/T0162
胶质，mg/100ml
85
25
132
230
GB/T509
馏程ASTMD86℃
GB/T6536
初馏点
188
226
183
174
10%
234
246
210
225
30%
257
271
231
254
50%
280
291
261
278
70%
307
-
292
305
90%
335
332
340
335
终馏点
364
355
365
366
表2模拟计算混合原料油性质
原料名称
混合原料油
数据来源
模拟计算结果
密度（20℃），g/cm3
0.8710
硫含量，m%
0.44
氮含量，ppm
1712
芳烃，m%
51.4
凝点，℃
-7
溴价，gBr/100g
21.9
十六烷指数（D-4737）
40.7
馏程ASTMD86℃
初馏点
183
10%
223
30%
253
50%
277
70%
304
90%
336
终馏点
366
4.2设计催化剂物化性质
表3设计催化剂物化性质表
催化剂
RN-10B
RG-1
化学组成，m%
WO3
≮26.0
-
NiO
≮2.6
≮5.5
MoO3
-
≮5.5
物化性质：
比表面积，m2/g
≮100
≮180
孔体积，ml/g
≮0.25
≮0.60
装填堆比，g/ml
实测
实测
压碎强度，N/mm
≮18
≮12
形状
蝶形
三叶草
规格，mm
D1.4~D3.6
D1.8~D3.6
RN-10B工业装填堆比为0.89~0.94t/m3,RG-1工业装填堆比为0.60~0.7t/m3
表4实际应用催化剂RS-1000的性质
外形
蝶形
化学成分,%（质量分数）
组成
当量直径mm
1.3+0.1
WO3
≥26.0
孔体积mL/g
≥0.2
NiO
≥2.3
压碎强度N/mm
≥18
MoO3
≥2.6
比表面积m2/g
≥100
4.3产品
本装置的主要产品为精制柴油，副产粗汽油。
表5近期方案产品性质
运转时间
初期
末期
油品名称
石脑油
柴油
石脑油
柴油
油品性质：
密度（20℃），g/cm3
0.7350
0.8500
0.7270
0.8560
硫含量，ppm
<5.0
266
<10.0
289
氮含量，ppm
<3.0
335
<3.0
347
凝点，℃
-
-7
-
-7
溴价，gBr/100g
-
<1.0
-
<2.0
十六烷指（ASTMD4737）
-
46.6*
-
46.0*
馏程（ASTMD86，℃
IBP
68
175
62
176
10%
94
218
91
219
30%
118
249
112
250
50%
133
273
128
274
70%
157
300
154
302
90%
162
333
160
335
FBP
168
365
165
365
表6远期方案产品性质
运转时间
初期
末期
二类柴油标准
油品名称
石脑油
柴油
石脑油
柴油
油品性质：
密度（20℃），g/cm3
0.7310
0.8332
0.7260
08361
0.82~0.85
硫含量，ppm
<0.5
<50
<0.5
<50
≯300
氮含量，ppm
<0.5
<30
<0.5
<30
凝点，℃
-
-8
-
-8
溴价，gBr/100g
-
<1.0
-
<2.0
十六烷指（ASTMD4737）
-
50.8
-
50.8
≮50
芳烃，m%
22
-23
≯25
双环以上芳烃，m%
<5
<5
≯5
馏程（ASTMD86），℃
IBP
65
172
63
173
10%
91
213
87
214
30%
110
244
106
245
50%
135
266
130
268
70%
158
294
154
295
90%
161
329
159
330
≯340
TBP
169
364
166
364
≯365
表7近期方案模拟计算的工艺条件
催化剂
RN-10B
反应压力，Mpa
反应器入口总压
反应器入口氢分压
8．0
6．4*
进料量，104t/a
t/h
100
120
催化剂装填量，m3
第一床层RG-1/RN-10B
9.6/21.1
第二床层RN-10B
30.3
第三床层RN-10B
40.4
RN-10B总计
91.8
体积空速h-1
1.5（RN-10B）
反应温度，℃
初期
末期
第一床层
入口温度
305
337
出口温度
343
360
温升
38
23
第二床层
入口温度
335
360
出口温度
352
380
温升
17
20
第三床层
入口温度
345
380
出口温度
360
397
温升
15
17
催化剂床层平均温度
343
373
总温升
70
60
反应器入口氢油比，Nm3/m3
400
400
化学氢耗，m%
0.820
0.8
催化剂运转周期，年
催化剂总寿命，年
2
6
表8远期方案模拟计算的工艺条件
催化剂
RN-10B
反应压力，Mpa
反应器入口总压
反应器入口氢分压
8．0
6．4
进料量，104t/a
t/h
100
120
催化剂装填量，m3
反应器：
第一床层（RG-1/RN-10B）
9.6/21.1
第二床层/第三床层（RN-10B/RN-10B）
30.3/40.4
反应器2：
第一床层（RN-10B）
52.9
第二床层/第三床层（RN-10B/RN-10B）
52.9/52.9
RN-10总计
250.5
主剂RN-10体积空速h-1
0.55
反应温度，℃
初期
末期
反应器1
第一床层：
入口/出口
303/338
342/365
温升
35
23
第二床层：
入口/出口
338/335
360/380
温升
20
20
第三床层：
入口/出口
344/359
363/380
温升
15
17
反应器2
第一床层：
入口/出口
337/356
364/381
温升
19
17
第二床层：
入口/出口
339/356
364/381
温升
17
17
第三床层：
入口/出口
340/354
365/381
温升
14
16
催化剂床层平均温度
345
370
床层总温升
120
110
反应器入口氢油比，Nm3/m3
800
800
化学氢耗，m%
2．054
2．033
催化剂运转周期，年
催化剂总寿命，年
~2
4
4.4装置物料平衡
4.4.1全装置物料平衡（8000小时/年）见表9。
表9装置初期物料平衡表
项目
重%
千克/小时
吨/天
万吨/年
进料
原料油
100
120000
2880
100
氢气（化学）（纯氢）
0.82
984
23.616
0.82
合计
100.820
120984
2903.616
100.82
出料
含硫气体
0.699
839
20.131
0.699
粗汽油
0.52
624
14.976
0.52
柴油
99.601
119521
2868.509
99.601
合计
100.82
120984
2903.616
100.82
表10装置末期物料平衡表
项目
重%
千克/小时
吨/天
万吨/年
进料
原料油
100
120000
2880
100
氢气（化学）（纯氢）
0.80
960
23.04
0.8
合计
100.80
120960
2903.04
100.8
出料
含硫气体
0.776
931
22.349
0.776
粗汽油
1.06
1272
30.528
1.06
柴油
98.964
118757
2850.16
98.964
合计
100.8
120960
2903.104
100.8
4.4.2装置消耗及能耗见表11。
表11装置消耗及能耗表
序号
消耗指标
能耗指标
能耗
1
电
2918度/小时
12.56兆焦/吨
86650兆焦
2
循环水
227吨/小时
4.186兆焦/吨
950兆焦
3
除盐水
6吨/小时
96.3兆焦/吨
577.8兆焦
4
蒸汽
5.1吨/小时
3182兆焦/吨
16228兆焦
5
氮气
150标立/小时
5.43兆焦/标立
814.5兆焦
6
凝结水
-6吨/小时
142.36兆焦/吨
-854.16兆焦
7
新鲜水
1吨/小时
7.54兆焦/吨
7.54兆焦
8
污水
3.5吨/小时
33.49兆焦/吨
117.2兆焦
9
净化风
300标立/小时
1.675兆焦/标立
502.5兆焦
10
燃料气
355.6千克/小时
37.68兆焦/千克
13399兆焦
合计
70704兆焦
单位能耗
589兆焦/吨（原料）（140200Kcal/t）
4.5化学试剂性质
4.5.1二硫化碳
4.5.1.1规格及要求
分子式：
CS2
分子量：
76
密度：
1.262
沸点℃：
46.3
卫生允许最高浓度mg/L:
0.01
二硫化碳是一种无色有恶臭气味的液体，其闪点-45℃，气体的爆炸极限为1.25%～50%。
4.5.1.2使用部位及用途
反应器、催化剂硫化
5装置开工操作
5.1开工条件
5.1.1装置施工项目全部结束，验收合格，达到引水、电、汽、风的条件。
5.1.2大型机组试运正常。
5.1.3落实好原材料的供应及产品去向。
5.2管线吹扫和冲洗
5.2.1目的
装置改造或大修后，设备、管线内部遗留焊渣及杂物，没有施工的部位因停工时间长产生大量铁锈。
为了保护设备，保证开工顺利进行，必须用吹扫和冲洗的方法清除杂物。
5.2.2临氢系统爆破吹扫、试压
5.2.2.1条件:
a装置施工项目全部结束，并验收合格。
b装置内公用工程已处理完毕，水、电、汽、风等随时可用。
5.2.2.2准备工作:
a联系调度和相关单位,准备好合格氮气;
b通知机动、维修、环安等相关单位到现场；
c准备好爆破用的石棉板及法兰；
d检查好爆破管线的流程及系统压力表。
5.2.2.3操作步骤:
a爆破吹扫分0.3MPa及0.4MPa两个等级进行.先从0.3MPa进行.
b卸开需爆破的管线末端,并上好石棉板,分段进行爆破.爆破位置为:
混氢点,加热炉入口,反应入口,反应器出口。
c从压缩机入口引氮气，向系统充压至0.3Mpa或0.4Mpa，石棉板在小于规定压力前爆破。
d如系统内充压达到规定压力而石棉板仍未爆开，应卸净系统内存压，降低石棉板厚度，或用刀在石棉板上画“+”字线，并适当重复第二步骤。
e反复进行多次爆破吹扫。
管线干净后，即排出气体无黑色杂质时爆破吹扫结束。
5.2.2.4注意事项:
a充压速度一定要求缓慢,爆破压力绝对不能超过0.5MPa.
b爆破口前方应是开阔地带,人员远离爆破口.
c如石棉板过厚,在规定压力仍不破需处理时,应确认管线内无存压.
d当管线震动过大时,降低爆破压力,待加固后重新爆破吹扫.
e对需爆破吹扫管线相邻的管线进行详细检查,以免震坏其它管线.
5.2.2.5爆破吹扫流程:
a.压缩机给N2（2.5Mpa），压缩机出口至R-101冷氢控制阀，通过副线，至反应器前拆法兰放空
b.压缩机出口至P-102出口线，混氢点前拆开，在混氢点放空。
c.自压缩机给氮气，混氢点已拆开，爆破，干净后把上；
d.F-101前拆开，爆破，干净后把上；
e.R-101前拆开，爆破。
f.K-102入口给氮气，返至D-102入口。
g.GN-1012K-102入口给N2至GH-1016至FIC1114副线拆法兰放空。
GH-1016至RV-1012，USV1103副线拆法兰放空。
GH-1016至RV-1010，PSV103A/B副线拆法兰放空。
GH-1016至D-102至P-1031至LIC1109放空。
D-102至P-1030至E-103→E-102→R-101出口爆破。
h.D-104入口GN1012/1给氮气，反向吹至新氢入装置边界处拆法兰放空；
D-104地点放空；D-104底可吹至D-303入口拆法兰放空
E-106出口前拆法兰放空
D-104顶安全阀通过副线吹至D-303入口拆法兰放空
D-104顶压控阀通过副线吹至D-303入口拆法兰放空
D-104顶去新氢机GH1024，吹至新氢机入口前拆法兰放空
压缩机入口GN1015给氮气，不经过压缩机，通过旁路，吹扫至D-303入口处拆法兰放空
5.2.3原料及分馏单元蒸汽吹扫、试压
5.2.3.1条件
a装置施工项目全部结束，并验收合格。
b装置内公用工程系统已处理完毕，水、电、蒸汽、风、氮气等随时可用。
5.2.3.2准备工作
a拆开下列各泵入口阀阀后法兰，并在拆开处靠泵入口过滤器端加铁皮阻隔：
P－101A/B，P－102A/B，P－104A/B。
b拆除下列各泵出口止回阀，并在拆开处靠泵出口端加铁皮阻隔：
P－101A/B，P－102A/B，P－103A/B，P－104A/B，P－103A/B。
c拆除所有的孔板，并将法兰复位。
d拆除所有的计量表。
e拆除所有的调节阀，各设备、泵装好压力表。
f做好与临氢系统的隔离工作。
g关闭水冷器E-203的上、下水阀，打开放空阀放尽存水。
i操作员已经过培训，对工艺流程、设备及方案已掌握，并备好必要的防护用品。
5.2.3.3方法
a转动设备不进行蒸汽吹扫，但必须检查设备内部是否有杂物，必要时也可引非净化风进行吹扫。
b仪表线及采样线的吹扫：
先关闭仪表引压阀及采样引出阀，待设备及管线吹扫干净后再吹扫。
c冷换设备的吹扫：
与冷换设备连接的管道先拆开连设备的法兰，并在拆开处靠设备端加铁皮阻隔，严禁将脏物吹往设备内，必须待管道吹扫干净后，方可吹扫设备本体。
d引蒸汽时要慢，应先排凝后引汽，严防水击现象。
吹扫给汽遵循先小量贯通、排凝、暖线，再提量吹扫的原则。
e吹扫时应先吹主管线，后吹支管；蒸汽尽量向下或水平吹扫，避免向上吹扫；为有效吹出死角和上行管道的污物，可采用在允许压力范围内憋压的吹扫方法。
5.2.3.4注意事项
a流程全面检查无误后方可进行蒸汽吹扫，先吹扫后试漏。
b吹扫、试漏时将各区域及管线分由专人负责，并按要求严格控制好压力。
c蒸汽试漏结束后关闭好各给汽点阀门。
d蒸汽试漏结束后应打开低点排凝和高点放空，以防负压损坏设备。
e吹扫试漏完毕后与冷换设备临时断开的部位均应重新连接完好。
f吹扫、试漏中发现的问题要及时汇报并联系施工单位整改，必须先停汽后整改，严禁带压处理。
5.2.3.5质量要求
吹扫一定时间后用刨光的木板置于排汽口处检查，板上应无铁锈、脏物。
5.2.3.6蒸汽吹扫、试漏最高允许压力如下：
表-12
部位
原料部分
低分部分
气提塔部分
压力:
MPa
0.8
1.3
0.35
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