润滑油高压加氢装置总体概况Word格式文档下载.docx

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5、处理段采用热高分，热低分，不仅多回收了热量，而且节省了空冷器的投资，减少了冷却负荷。

6、减压塔（C-303）是由天津大学提供技术的规整填料塔，其特点是分馏精度高，压降小，可最大限度的降低减压炉（F-302）的出口温度。

7、装置运行灵活性很大，加氢处理单独开工时降凝催化剂可以氢活化。

全装置可以建立五种循环方式（油相）。

8、为防止空冷（A-101、A-201）结铵盐及循环氢中NH3的聚积，在A-101、A-201入口均设有注水设施。

9、降凝催化剂设有氢活化流程，并专门为此设了分子筛干燥罐（D-204），分子筛的活化采用离线方式。

10、加氢处理系统，与降凝精制系统分别有各自的催化剂硫化流程，加氢处理系统并设有平时补硫设施。

11、为防止常压汽提塔和常压分馏塔的腐蚀，在这两个塔顶上设有注缓蚀剂的设施。

12、本装置设有原料自动反冲洗过滤器（SR-102），该过滤器能脱除大于25um的颗粒。

13、本装置在原料罐及几个中间罐（D-102、D-103、D-200）上设有氮封设施，防止油品与空气接触。

14、本装置设置一套三重冗余的紧急事故联锁停车系统（ESD），并设置在中心控制室，配置操作台，打印机及机柜。

并与DCS以MODBVS方式进行通讯。

15、新氢压缩机返回流量的控制，确保了压缩机的出入口压力稳定，设置了新氢出口压力与入口压力选择控制回路，通过调节新氢的返回量来实现。

16、循环氢流量低或反应器进料流量低时，每台加热炉均设有进料低低联锁保护系统，在切断进料的同时切断燃料气。

17、两个反应系统压力是通过各自循环氢压缩机入口分液罐外排气量来控制的。

18、本装置在反应器差压、压力测量管路上设有冷氢反吹系统，以防止催化剂颗粒进入导压管，在反吹管线上设有可调式孔板。

1.1.2装置组成

润滑油高压加氢装置由二大系统组成，即反应系统和分馏系统，反应系统由高压加氢处理-高压临氢降凝和高压加氢补充精制组成。

而分馏系统由常压及减压分馏构成。

反应系统的处理-降凝-补充精制三段同为一个压力等级，均为15.0MPa以上氢分压。

处理段为独立的循环氢系统，降凝和补充精制合在一起为一个循环氢系统。

分别由各自的循环氢压缩机驱动。

两个系统共用一套新氢压缩机。

高压加氢处理段是装置最重要部分，润滑油改质主要在这段完成，该段催化剂使用的是在我厂中压加氢处理装置上使用过的RL-1，在处理反应器中主要进行的是油品的深度脱硫、脱氮、稠环芳烃加氢饱和、裂化开环，及少量异构化反应，使原料油改质，提高粘温性能和内在质量。

高压临氢降凝采用催化剂为RDW-1型催化剂，该催化剂在我厂临氢降凝装置上使用过，降凝段作用主要是改善油品低温流动性，降低油品倾点，为除去降凝过程中产生的少量烯烃，以及残余多环芳烃进一步加氢饱和，改善油品的安定性，在降凝段之后，还设有高压加氢补充精制，所使用催化剂为RJW-2，该剂是我厂的初次使用，原用于石蜡加氢补充精制装置上。

装置分馏系统操作目的是将三段加氢后的混合油经常减压蒸馏分馏为气体、汽油、煤油、柴油以及轻、中、重质润滑油等目的产品。

装置除主要生产流程外，还设有催化剂硫化系统，降凝催化剂氢活化系统等。

装置工程设计由中国石化北京设计院（简称北京设计院或BDI）完成。

1.1.3原料来源

本装置原料来自稠油蒸馏减二线、减三线以及丙烷脱沥青油。

1.1.4主要产品及副产品

（1）主要产品：

轻质润滑油、中质润滑油、重质润滑油。

（2）副产品：

汽油、煤油、柴油。

1.2工艺原理

1.2.1本装置反应原理

克拉玛依石化公司30万吨/年润滑油高压加氢装置采用北京石油化工科学院（简称石科院或RIPP）三段加氢工艺的技术，流程为加氢处理—→常压汽提—→临氢降凝—→加氢补充精制—→产品分馏。

其原理是蒸馏润滑油馏分和丙烷轻脱油通过加氢处理发生脱硫、脱氮、多环芳烃饱和脱氧（主要脱除环烷酸）、裂化等一系列的润滑油改质反应，加氢处理的产物经过气液分离、常压汽提后，进入临氢降凝反应器，通过选择性蜡裂解反应，使润滑油的凝点降低，降凝的产物直接进入加氢补充精制反应器，进一步进行脱氮、烯烃饱和、芳烃饱和等反应，以改善润滑油的氧化安定性、光安定性和颜色。

1.2.2加氢反应基本原理

加氢精制是馏分油在一定氢分压下进行催化改质的统称，是指在催化剂和氢气存在下，石油馏分中含硫、氮、氧的非烃组分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使其饱和。

通过加氢精制可以改善油品的气味、颜色和安定性，提高油品的质量，满足环保及使用要求。

石油馏分加氢精制过程的主要反应包括：

含硫、含氮、含氧化合物等非烃类的加氢分解反应；

烯烃和芳烃（主要是稠环芳烃）的加氢饱和反应；

此外还有少量的开环、断链和缩合反应。

这些反应一般包括一系列平行顺序反应，构成复杂的反应网络，而反应深度和速率往往取决于原料油的化学组成、催化剂以及过程的工艺条件。

一般来说，氮化物的加氢最为困难，要求条件最为苛刻，在满足脱氮的条件下，也能满足脱硫、脱氧的要求。

（1）加氢脱硫反应

硫化物的存在对油品的使用带来很大影响，含有有机硫的燃料在燃烧过程中生成二氧化硫从而造成环境污染。

硫在石油馏分中的含量一般随馏分沸点的上升而增加。

含硫化合物主要是硫醇、硫醚、二硫化物、噻吩、苯并噻吩和二苯并噻吩（硫芴）等物质。

含硫化合物的加氢反应，在加氢精制条件下石油馏分中的含硫化合物进行氢解，转化成相应的烃和H2S，从而硫杂原子被脱掉。

几种含硫化合物的加氢精制反应如下：

硫醇通常集中在低沸点馏分中，随着沸点的上升硫醇含量显著下降，＞300℃的馏分中几乎不含硫醇。

硫醇加氢时发生C-S键断裂，硫以硫化氢形式脱除。

硫醚存在于中沸点馏分中，300—500℃馏分的硫化物中，硫醚可占50%；

重质馏分中，硫醚含量一般下降。

硫醚加氢时首先生成硫醇，再进一步脱硫。

二硫化物一般含于110℃以上馏分中，在300℃以上馏分中其含量无法测定。

二硫化物加氢反应转化为烃和H2S，要经过生成硫醇的中间阶段，首先在S-S键上断开，生成硫醇，在进一步加氢生成硫化氢，在氢气不足条件下，中间生成的硫醇也能转化成硫醚。

杂环硫化物是中沸点馏分中的主要硫化物。

沸点在400℃以上的杂环硫化物，多属于单环环烷烃衍生物，多环衍生物的浓度随分子环数增加而下降。

噻吩与四氢噻吩的加氢反应首先是杂环加氢饱和，然后是C-S键断裂（开环）生成硫醇，（中间产物有丁二烯生成，并且很快加氢成丁烯）最后加氢成丁烷和硫化氢。

苯并噻吩加氢反应如下：

二苯并噻吩（硫芴）加氢反应如下：

对多种有机含硫化合物的加氢脱硫反应进行的研究表明：

硫醇、硫醚、二硫化物的加氢脱硫反应多在比较缓和的条件下容易进行。

这些化合物首先在C-S键、S-S键发生断裂生成的分子碎片再与氢化合。

和氮化物加氢脱氮反应相似，环状硫化物的稳定性比链状硫化物高，且环数越多，稳定性越高，环状含硫化合物加氢脱硫较困难，条件较苛刻。

环状硫化物在加氢脱硫时，首先环中双键发生加氢饱和，然后再发生断环脱去硫原子。

各种有机含硫化物在加氢反应过程中的反应活性，因分子结构和分子大小不同而异，按以下顺序递减：

硫醇（RSH）＞二硫化物（RSSR′）＞硫醚（RSR′）≈氢化噻吩＞噻吩。

噻吩类化合物的反应活性，在工业加氢脱硫条件下，因分子大小不同而按以下顺序递减：

噻吩＞苯并噻吩＞二苯并噻吩＞甲基取代的苯并噻吩。

（2）加氢脱氮反应

氮化物的存在对油品的使用有很大的影响。

含有机氮化物的燃料燃烧时会排放出NOx污染环境；

作为催化过程的进料，含氮化合物会使催化剂中毒而失活；

含氮化合物对产品质量包括稳定性也有危害，常常采用加氢精制的办法进行油品脱氮。

石油馏分中的氮化物主要是杂环氮化物，非杂环氮化物含量很少。

石油中的氮含量一般随馏分沸点的增高而增加，在较轻的馏分中，单环、双环杂环含氮化合物（吡啶、喹啉、吡咯、吲哚等）占支配地位，而稠环含氮化合物则浓集在较重的馏分中。

含氮化合物大致可以分为：

脂肪胺及芳香胺类，吡啶、喹啉类型的碱性杂环化合物，吡咯、咔唑型的非碱性氮化物。

在各族氮化物中，脂肪胺类的反应能力最强，芳香胺（烷基苯胺）等较难反应。

无论脂肪族胺或芳香族胺都能以环状氮化物分解的中间产物形态出现，碱性或非碱性氮化物（特别是多环氮化物）都是比较不活波的。

在石油馏分中，氮含量较低，氮化物的含量随馏分本身分子量的增大而增加。

在加氢精制过程中，氮化物在氢作用下转化为NH3和烃，从而脱除石油馏分中的氮，达到精制的要求。

几种含氮化合物的加氢精制反应如下：

脂肪胺在石油馏分中的含量很少，它们是杂环氮化物开环反应的主要中间产物，很容易加氢脱氮。

腈类可以看作是氢氰酸（HCN）分子中的氢原子被烃基取代而生成的一类化合物（RCN）。

石油馏分中含量很少，较容易加氢生成脂肪胺，进一步加氢，C-N键断裂释放出NH3而脱氮。

苯胺加氢在所有的反应条件下主要烃产物是环己烷。

六员杂环氮化物吡啶的加氢脱氮如下：

六员杂环氮化物中的喹啉是吡啶的苯同系物，加氢脱氮反应如下：

五员杂环氮化物吡咯的加氢脱氮包括五员环加氢、四氢吡咯C-N键断裂以及正丁烷的脱氮。

五员杂环氮化物吲哚的加氢脱氮反应大致如下：

五员杂环氮化物咔唑加氢脱氮反应如下：

加氢脱氮反应基本上可分为不饱和系统的加氢和C-N键断裂两步。

由以上反应总结出以下规律：

单环化合物的加氢活性顺序为：

吡啶（280℃）＞吡咯（350℃）≈苯胺（350℃）＞苯类（＞450℃）；

由于聚核芳环的存在，含氮杂环的加氢活性提高了，且含氮杂环较碳环活泼的多。

根据加氢脱氮反应的热力学角度来看，氮化物在一定温度下需要较高的氢分压才能进行加氢脱氮反应，为了脱氮安全，一般采用比脱硫反应更高的压力。

在几种杂环化合物中，含氮化合物的加氢反应最难进行，稳定性最高。

当分子结构相似时，三种杂环化合物的加氢稳定性依次为：

含氮化合物＞含氧化合物＞含硫化合物。

（3）含氧化合物的氢解反应

石油馏分中氧化物的含量很小，原油中含有环烷酸、脂肪酸、酯、醚和酚等。

在蒸馏过程中这些化合物都发生部分分解转入各馏分中。

石油馏分中经常遇到的含氧化合物是环烷酸，二次产品中也有酚类，这些氧化物加氢转化为水和烃。

含氧化合物的氢解反应，能有效的脱除石油馏分中的氧，达到精制目的。

几种含氧化合物的氢解反应如下：

酸类化合物的加氢反应：

酮类化合物的加氢反应：

环烷酸和羧酸在加氢条件下进行脱羧基和羧基转化为甲基的反应，环烷酸加氢成为环烷烃。

苯酚类加氢成芳烃：

呋喃类加氢开环饱和：

在加氢进料中各种非烃类化合物同时存在。

加氢精制反应过程中，脱硫反应最易进行，无需对芳环先饱和而直接脱硫，故反应速率大耗氢小；

脱氧反应次之，脱氧化合物的脱氧类似于含氮化合物，先加氢饱和，后C-杂原子键断裂；

而脱氮反应最难。

反应系统中，硫化氢的存在对脱氮反应一般有一定促进作用。

在低温下，硫化氢和氮化物的竞争吸附而抑制了脱氮反应。

在高温条件下，硫化氢的存在增加催化剂对C-N键断裂的催化活性，从而加快了总的脱氮反应，促进作用更为明显。

（4）加氢脱金属反应

金属有机化合物大部分存在于重质石油馏分中，特别是渣油中。

加氢精制过程中，所有金属有机物都发生氢解，生成的金属沉积在催化剂表面使催化剂减活，导致床层压降上升，沉积在催化剂表面上的金属随反应周期的延长而向床层深处移动。

当装置出口的反应物中金属超过规定要求时即认为一个周期结束。

被砷或铅污染的催化剂一般可以保证加氢精制的使用性能，这时决定操作周期的是催化剂床层的堵塞程度。

在石脑油中，有时会含有砷、铅、铜等金属，它们来自原油，或是储存时由于添加剂的加入引起污染。

来自高温热解的石脑油含有有机硅化物，它们是在加氢精制前面设备用做破沫剂而加入的，分解很快，不能用再生的方法脱除。

重质石油馏分和渣油脱沥青油中含有金属镍和钒，分别以镍的卟啉系化合物和钒的卟啉系化合物状态存在，这些大分子在较高氢压下进行一定程度的加氢和氢解，在催化剂表面形成镍和钒的沉积。

一般来说，以镍为基础的化合物反应活性比钒络合物要差一些，后者大部分沉积在催化剂的外表面，而镍更多的穿入到颗粒内部。

（5）不饱和烃的加氢饱和反应

直馏石油馏分中，不饱和烃含量很少，二次加工油中含有大量不饱和烃，这些不饱和烃在加氢精制条件下很容易饱和，代表性反应为：

值得注意的是烯烃饱和反应是放热反应，对不饱和烃含量较高的原料油加氢，要注意控制床层温度，防止超温。

加氢反应器都设有冷氢盘，可以靠打冷氢来控制温升。

（6）芳烃加氢饱和反应

加氢精制原料油中的芳烃加氢，主要是稠环芳烃（萘系和蒽、菲系化合物）的加氢，单环芳烃是较难加氢饱和的，芳环上带有烷基侧链，则芳香环的加氢会变得困难。

以萘和菲的加氢反应为例：

提高反应温度，芳烃加氢转化率下降；

提高反应压力，芳烃加氢转化率增大。

芳烃加氢是逐环依次进行加氢饱和的，第一个环的饱和较容易，之后加氢难度随加氢深度逐环增加；

每个环的加氢反应都是可逆反应，并处于平衡状态；

稠环芳烃的加氢深度往往受化学平衡的控制。

加氢精制中各类加氢反应由易到难的程度顺序如下：

C-O、C-S及C-N键的断裂远比C-C键断裂容易；

脱硫＞脱氧＞脱氮；

环烯＞烯＞芳烃；

多环＞双环＞单环。

1.3工艺流程说明

1.3.1处理反应系统

原料油被原料泵（P100A/B）抽入装置进入原料缓冲罐（D-102）。

原料油缓冲罐设有氮封，维持储罐压力0.25MPa（G），原料油缓冲罐的原料被原料升压泵（P101A/B）抽去，然后同重质润滑油换热（E-309），油温达到130℃左右，再与热高压分离器（D-106）的高温油汽换热（E-101）到166℃左右。

换热后的油去自动反冲洗过滤器（SR-102），除去油中大于25μm的机械杂质，过滤后的原料油进入滤后原料缓冲罐（D-103），滤后原料缓冲罐设有氮封，维持储罐压力为0.8MPa（G）。

滤后缓冲罐的原料油被加氢处理反应进料泵（P102A/B）抽去，送到反应系统换热，油在进入换热器前，先同自换热器（E-103）来的工作氢气（188℃左右）混合，混合后在E-102中与加氢处理反应器（R-102）来的反应产物换热。

在E-102的原料油侧设有温控调节阀，用E-102管程（反应产物）出口温度信号控制原料油参加换热的流量，其目的是控制热高分（D-106）油温度的稳定性。

油氢混合物经E102后，换热到335-375℃（装置运行周期不同，温度不同）后进入加氢处理反应进料加热炉（F-101），加热到353-383℃（装置运行周期不同，温度不同）而后依次去加氢处理保护反应器（R-101）和加氢处理反应器（R-102）。

保护反应器的作用是脱除原料中的铁、钙等重金属，保证装置长周期运转。

加氢处理反应器是装置最重要的设备之一，油品的改质在这里发生，原料油和氢气混合物料，在高压（15.0MPa氢分压）、高温（353-415℃）和催化剂的作用下，进行一系列的脱氮、脱硫、脱氧、稠环芳烃饱和、裂化等加氢改质反应，脱除原料中的杂质，提高油品的粘温性质。

R-102设有4个催化剂床层，三个冷氢段。

加氢处理反应产物经E-102冷却换热到210-240℃左右，进入热高压分离器（D-106）进行汽液分离。

D-106顶的油气依次经E-101、E-103分别同原料油和工作氢换热，然后经过高压空冷器（A-101）冷却到60℃以下，进入冷高压分离器（D-107）。

在A-101入口管线注入除盐水，以洗去物料中的铵盐。

在D-107中进行气、油、水三相分离。

水相即为含硫酸性水，送到克石化公司酸性水汽提装置集中处理；

油相主要是轻石脑油与经过空冷器（A-102）的热低压分离器顶部油气混合，然后进入冷低压分离器（D-109），D-109顶部气有三条流程，一条去火炬管网，一条可并入装置燃料气系统供加热炉燃烧使用，一条与D-202顶气合并后送至克石化公司干气脱硫装置集中处理；

D-109的水送入公司酸性水汽提装置，D-109油相有三条流程，一条是进入常压汽提塔（C-101）顶部做回流，生产减二线和减三线原料时使用，一条流程是至D-111进口，最终通过汽油线外送，生产轻脱原料时使用，一条备用流程是与D-202的出料汇合进入分馏系统；

D-107气相即为循环氢，进入加氢处理循环压缩机（K-102A/B）入口分液罐（D-113），进一步脱除循环氢携带的残液，D-113顶部压控阀可排放部分氢气来控制加氢处理系统压力，排放氢可进火炬管网，也可进公司PSA氢气回收系统。

循环氢送入K-102压缩升压，K-102出口循环氢分三路，一路作为R-102床层急冷氢和各冲洗氢；

一路与从新氢压缩机（K-101A/B）来的新氢组成处理段工作氢，再经过E-103换热后与原料油混合组成加氢处理进料；

一路返回A-101入口，并通过调节返回量来控制进处理反应器的循环氢量的稳定。

D-106的液相经过液控阀，节流泄放入热低压分离器（D-108），D-108控制压力1.6MPa（G），该容器的主要作用是闪蒸出溶解于油中气体，对于油也起到一定缓冲作用。

D-108的顶部油气经A-102冷却后进入D-109；

D-108底部液相进入常压汽提塔（C-101），通过C-101底部吹入过热蒸汽，汽提出残留在油中的NH3、H2、H2S等。

C-101顶部油气经过循环水冷却器（E-105）进入汽提塔顶分液罐（D-111），D-111顶部气相经压控去火炬。

D-111底部石脑油，经过汽提塔顶油泵（P-105A/B）一路送回C-101顶部做回流，一路送到D-301。

C-101底油经过汽提塔底油升压泵（P-106A/B）升压后进入临氢降凝进料缓冲罐（D-200），C-101底液面的控制是通过平衡处理和降凝系统的进料量来实现的。

1.3.2临氢降凝－后精制反应系统

D-200顶部设有氮封，维持储罐压力0.8MPa（G）。

临氢降凝进料缓冲罐（D-200）的热油，用降凝段反应进料泵（P-201A/B）升压后，同降凝段工作氢混合后与降凝反应器（R-201）的反应产物换热（E-201），升温到258℃左右进入降凝反应加热炉（F-201），物料加热到274-314℃（装置运行周期不同，温度不同），进入到降凝反应器（R-201），在有氢气和催化剂的作用下，发生蜡裂解反应，使油品倾点降低，达到基础油倾点要求。

来自R-201的反应产物经E-201换热后，达到要求温度进入加氢精制反应器（R-202），这里设有温控，用R-202的入口物料温度信号控制降凝进料油通过E-201参与换热的油量。

进入R-202的物料，在临氢和补充精制催化剂的作用下，进行加氢精制反应，去掉残存的烯烃和其它杂质，并将芳烃进一步饱和，提高产品基础油的安定性和改善油品颜色。

降凝反应是吸热过程，后精制反应温升也很小，它们都不需要打冷氢。

至此，油品的加氢处理→临氢降凝→加氢补充精制的全部过程都完成，R-202的反应产物分别通过换热器（E-202和E-203）与降凝工作氢和冷低分（D-202）油换热，再经过高压空冷器（A-201）冷却到60℃以下，进入降凝冷高分（D-201）进行气、油、水三相分离。

考虑到部分降凝原料中仍有少量N、S等杂质，为防止降凝循环氢中NH3的累积和A-201结氨盐，在A-201入口留有注水口，必要时可以注水。

D-201的气相为降凝部分循环氢，进入循环氢机（K-201A/B）入口分液罐（D-203），D-203顶部压控阀可排放部分氢气来控制临氢降凝系统压力，排放氢可进火炬管网，也可进公司PSA氢气回收系统；

其余循环氢被K-201抽出升压至18.4MPa（G）左右，K-201出口循环氢分二路，一路与K-101来的新氢混合组成降凝反应段工作氢，再与降凝进料油混合，组成降凝反应进料；

一路返回A-201入口，并通过调节返回量来控制进降凝反应器的循环氢量的稳定。

D-201的水与D-107、D-109、D-202所排的水一起被送到酸性水汽提装置进行处理。

D-201的油相经流控阀，节流泄放入D202，D-202控制压力1.6MPa（G），该容器的作用是闪蒸出溶解于油中的气体，对于油也起到一定缓冲作用，D-202水相进酸性水汽提装置，油相去E-203同后精制反应产物换热，及同减底油换热（E-308）并利用油的自身压力，经过常压炉进入常压塔进行产品分馏。

1.3.3产品分馏系统

产品分馏部分包括常压分馏和减压分馏二个系统，常压系统分出汽油和煤油，减压系统分出柴油及各种润滑油馏份。

降凝-后精制段来的产品混合物经过常压炉（F-301），加热达到要求的温度305℃进入常压塔（C-301），常压塔设有30层浮阀塔盘，进料口在第6层塔盘上。

塔顶油气经空冷（A-301）、后冷（E-301）后，和汽提塔的轻油一起进入塔顶回流产品罐（D-301），D-301顶气经压控排往火炬，汽油被回流产品泵（P-301A/B）抽去，一部分打回C-301顶做回流，一部分送出装置作汽油产品。

煤油馏分自C-301第18层抽出，自流到煤油汽提塔（C-302）顶层塔盘。

气相自C-302顶返回C-301，C-302有8层浮阀塔盘。

C-302底部有过热蒸汽线。

煤油用煤油泵（P-302A/B）自C-302底部抽出，经空冷器（A-302）冷却后，送出装置，做为煤油产品。

常压塔底设有蒸汽汽提，以防止过多的煤油带入减压系统。

常底油用常底泵（P-303A/B）抽出，经减压炉（F-302）去减压塔。

本装置的产品为高级润滑油基础油，在加热炉内不允许有局部过热现象，因此采用了性能优异的卧管立式炉，采用较高的管内流速，以避免油品在炉管内的过度受热裂解。

减压塔（C-303）为规整填料塔，其特点是分馏精度高，全塔压降只有15mmHg，可以最