航煤加氢资料范本模板.docx
《航煤加氢资料范本模板.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《航煤加氢资料范本模板.docx（20页珍藏版）》请在冰豆网上搜索。
航煤加氢资料范本模板
1.1 装置基本原理介绍
加氢精制是在一定的温度、压力、氢油比和空速条件下，借助催化剂的作用，将油品（直馏航煤）中的硫、氮、氧化合物转化成易除去的H2S、NH3、H2O而脱除，并将油品中的杂质如重金属截留在催化剂中.同时烯烃、芳烃得到饱和，从而得到安定性、燃烧性都较好的产品。
u-Z0j/D”s2w4J.f/g
1。
1.1 脱硫
硫化物的存在影响了油品的性质，给油品的加工和使用带来了许多危害：
对机械设备的腐蚀，给炼油过程增加困难，降低油品的质量,燃料燃烧造成环境污染等。
其中，有代表的含硫化合物主要有硫醇、硫醚、二硫化物和噻吩等。
9｛5S；D'^1i1i；X
RSH+H2→RH+H2S’}8K5\7N0D7I
1。
1。
2 脱氮
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。
石油产品中的含氮化合物主要是杂环化合物，非杂环化合物较少。
2R"T!
｛0K2a/]＄P：
d!
S
R NH2+H2 RH+NH3%V A—_。
a-x’O
1。
1.3 脱氧
RCH2OOH+2H2 RH3+2H2O’C3`3I7`,i。
A*｝
1。
1。
4 烯烃、芳烃的饱和;n7\0y a）\$U&u6C1R7m9M—z"n
RˊCH=CHˊR RˊCH2＆not；¬；-CH2Rˊ x8r0W4~!
B7d-_
!
M3p7L：
U8H。
O7M4u
1。
2 工艺流程说明
1。
2.1 反应部分
直馏航煤自原料罐区及常压装置来经原料油过滤器（1001－SR－101A/B）原料油脱水器（1001－D－104）进入原料缓冲罐（1001－D－101）。
经加氢进料泵（1001－P－101A/B）升压至约2.7Mpa与氢气混合，然后经反应流出物/反应进料换热器（1001－E－101A/B/C/D）壳程，换热后进入加热炉（1001－F－101）加热至反应所需的温度进入反应器（1001－R－101）。
混氢原料在催化剂的作用下进行加氢反应，反应产物与反应进料换热后经空冷器（1001－A－101）冷却到50℃，进入低压分离器（1001－D－102）分离出大部分的生成油进入分馏部分，低分顶部出来的循环氢与装置外来新氢混合经循环氢分液罐（1001－D－103）脱液经循环氢压缩机（1001－K－101A/B）增压后与原料混合进入反应系统。
6m o6U0p）m＄c+^#d
1。
2。
2 分馏部分 W8I。
i g”Y—^（v3C'I
自反应系统来的生成油经精制航煤/低分油换热器（1002－E－201A/B/C/D）壳程与精制航煤换热进入分馏塔（1002－C－201）第25层塔盘。
塔顶油气经空冷器（1002－A－201）与分馏塔顶后冷器（1002－E－202）冷凝后入分馏塔顶回流罐（1002－D－201）分出气/液两相。
气相与柴油加氢精制装置塔顶气体合并后，送去轻烃回收装置；液相分出污水后经分馏塔顶回流泵（1002－P－201A/B）提高压力后一部分作为塔顶回流，控制塔顶温度。
一部分与柴油加氢精制装置石脑油合并送出装置作重整进料。
塔底油一路经分馏塔底重沸器（1002－E－204）壳程，与柴油加氢装置来的精制柴油换热后返回塔底，另一路经精制航煤泵（1002－P－202A/B）升压后经精制航煤/低分油换热器与低分油换热，经空冷（1002－A－202）和后冷器（1002－E－203）冷却至40℃后配入一定比例的抗氧剂经精制航煤过滤器（1002－SR－201A/B）和精制航煤脱水器（1002－D－204）作为产品送出装置去罐区.也可混入精柴出装置。
航煤出装置前需要在线加入抗氧化剂.装置内设抗氧剂配制罐（1002-D-202）、抗氧剂中间罐（1002—D—203）和抗氧剂计量泵（1002-P-203A/B）。
有关抗氧化剂的配制设备需放置在避风避雨场所。
抗氧化剂母液配制浓度10g/L，抗氧剂配制罐（1002-D-202）每罐加抗氧剂25Kg。
&\！
[8@9T#Q6~!
{）o'u
1。
2.3 催化剂活化流程+m%X’W6G：
C-r—t&l
为了提高催化剂活性，新鲜的或再生后的催化剂在使用前都必须进行活化.设计采用液相活化方法,以直馏煤油为活化油。
催化剂进行活化时，系统内氢气经循环氢压缩机按正常操作路线进行循环,活化油经原料泵升压进入反应系统，按催化剂活化升温曲线的要求，控制反应升温速度至催化剂活化结束.催化剂活化结束后，活化油通过不合格油线退出装置。
1.2.4 公用工程部分工艺流程
（1） 净化风和非净化风系统$]/^（o'［7z0a”|
０.７MPa的净化压缩空气自净化风供风系统来，进入净化压缩空气罐（903－D－307）稳压后至气动阀及各仪表用点。
非净化风自装置外来进入装置后引至各软管站。
（2） 新鲜水系统＊C/E！
k3]1i7C.x
新鲜水自新鲜水管网来进入装置各用水点。
（3） 循环水系统’K-Y％s R*l＆L3A
循环冷水自循环水供水系统来，并联进入装置各冷却水用点,换热后的循环热水再汇成一路出装置.
（4） 1.0MPa蒸汽系统
1。
0MPa蒸汽系统自管网来至各用汽点、吹扫点、加热器。
：
J’_5t—O+k1A2T
（5） 燃料气系统6b6k.B’}*X {％I（A:
a8f
燃料气自装置外系统来部分至加热炉作燃料气,另一部分至（1001－D－101）作保护气。
（6） 氮气系统1Y％l+C）g）w
低压氮气（0.85MPa）由系统进入装置各用氮点。
高压氮气（2.5MPa）进入装置各用氮点。
1M2～6G0［5＠2m0＠
3o6K（g-B9K#I.a%？
。
?
4v6T
1.3 物料平衡原料产品性质
1.3.1 物料平衡见表1.3-1
表1。
3-1*e。
L#B！
H7j+k$W't
物料平衡 w% 初期 末期
入方：
原料油 100.000 100。
000
H2（化学耗氢） 0.067 0。
0652B＄i。
U6c s5F1P
小计 100.067 100。
065
出方:
4\#p7X G＆J
H2S 0.046 0。
044
航煤馏分 100.021 100.021
小计 100.067 100。
065（Y'y）G"y：
r’j；B
1。
3。
2 原料、产品性质及主要技术规格5f）c6N8O+\）B,n6y3a1L
（1） 原料 ）t2^.］5i。
b5H*s"_
① 原料油
该装置原料油为直馏航煤，其边界条件如下：
+w#`（j8M*c'M$R
进装置温度:
常压蒸馏装置直供原料时为50℃
罐区供原料时为40℃
进装置压力：
0。
6MPa（G）
性质见表1.3—2
表1。
3-20G:
G5J+\2i2J＄_
项 目 直馏航煤
密度kg/m3 775~8303C8c3W—F！
l+A4＠1y！
~—l5R"o
硫，μg/g 1450；o：
J。
F2I1Z（o1\
硫醇性硫,μg/g 105＄s#_4e。
| q”j;t;H
冰点，℃ ≤-50
倾点，℃ -60
烟点，mm 31
馏程（ASTMD86），℃ 8［#^＊Q#P+E v3w（U
2％/5% 135/166#D1t＃U8r）f9A4{
10％/30％ 177/191）Z;t’d7m$z
50%/70% 202/214
90％/95% 232/241＄F6o3J0｝！
z5V，t
98％ 252
② 新氢
该装置所用新氢由重整装置提供，其边界条件如下：
进装置温度：
40℃
进装置压力:
2.0MPa（G）,D3H;｝+X7Q v6p
组成见表1。
3-3
组成见表1.3—3
组成 H2 C1 C2 C3 iC4 nC4 iC5 C6+
V％ 91。
35 2。
67 2。
71 2。
18 0。
47 0。
35 0。
11 0.16;N a＄^％n，\5｛#～8F9V
（2） 产品规格!
R＄U#I0L/l5G&｜ B＃p
① 石脑油1O％V2x!
`＆~4\4F/{'y
该装置产生的少量石脑油与柴油加氢精制装置产生的石脑油汇合后送至重整装置。
② 航煤）T,_%T!
{9s5W&F，_
该装置主要产品为优质3号喷气燃料，其质量满足GB6537—94要求，预期产品性质见,?
！
D’O5P"b/n3E0a
表1。
3-4
表1.3-43t8L0S（r，Y7p3C
控制项目 单位 控制指标
颜色（赛氏比色） 号 透明无溶解水及悬浮物，R；X.Z"R5o＊Z&i:
O*L8g
总酸值 mgKOH/g ≤0。
0152D;`%＠％F:
U {
芳烃含量 ％（V/V） ≤20
烯烃含量 ％（V/V） ≤5.0.r）B！
t Z!
{+`
总硫含量 ％（m/m） ≤0.20
硫醇性硫 ％（m/m） 通过.c-k8？
—e0^
或博士试验 通过/B'q＆｜；G y8g4M+U
10％回收温度 ℃ ≤205
50％回收温度 ℃ ≤232
终馏点 ℃ ≤300
残留量 ％（V/V） ≤1.5’x0h.W—u+p；L’{
水反应界面情况 级 ≤１b!
_＆X＊L（｜”t（［%H3＠
电导率（20℃） pS/m 50～450
实际胶质 mg/100ml ≤7＊J#y2T：
｝6v
闪点 ℃ ≥38’f%E＄y#X6i，u
密度（20℃） kg/m3 775～830
冰点 ℃ ≤—47
粘度,20℃ mm2/s ≥1.25
粘度，-20℃ mm2/s ≤8＃D!
h）W＄K＃S0｛9O;j:
g
净热值 MJ/kg ≥42。
8
烟点 mm ≥25
或烟点最小为20mm时，萘烃含量 ％（V/V） ≥3。
0
铜片腐蚀（100℃，2h） 级 ≤１；p7x"B0g（t
银片腐蚀（50℃，4h） 级 ≤１
热安定性（260℃，2.5h），压力降 KPa ≤3。
3+Y7H#l）＠#I
管壁评级 <3，且无孔雀蓝色或 异常沉淀物.c；G’A0N1w）I+H/_9n
固体颗粒污染物含量 Mg/l 报告
3k’f7z H，Q
'K C3| H3\,d8i
1.4 能耗指标＄v;＠”H:
＠）_,A7d＊i7V
能耗指标及计算表/d/d＃|）V：
L）V6T4H，|
序0T；\"S+X—F%d4N5x b$O
号 项 目 年消耗量 能耗指标 能耗+｛）g;A+e0h7？
）`：
V7r1？
单 位 数 量 单 位 系 数 MJ/a
1 循环水 万吨 45。
70 千焦/吨 6。
38 191。
47
3 电 万度 233.5 千焦/度 11.84 2765.77！
|”｝4`（E {3y4K8u
4 燃料气 万吨 78.96 千焦/吨 39。
464 3115。
84
5 氮气 万标米3 2.6 千焦/标米3 6.28 16。
35
6 净化风 万标米3 75。
60 千焦/标米3 1.59 120.2 d*a）\，[,U）s5R
7 蒸汽（1。
0MPa） 万吨 0。
17 千焦/吨 3182 534。
58
8 凝结水 万吨 —0.17 千焦/吨 320。
3 -53。
18
能耗合计 422。
29。
｝9^＄［3k—y9N4Z！
A
单位能耗 10.09×104kcal/t’s＃}（p8h”g/D+].y＊｝5{
.H％w7Q9h）U/F
1.5 装置设计的主要操作条件9K＄j2T’a＊j”R5D＃C
1。
5.1 反应温度
加氢反应的温度是根据催化剂和油品的性质决定的，提高反应温度会加快加氢精制的反应速度，生成油的含硫及含氮量会降低,只要能达到所要求的加氢深度,反应温度就不要再提高.因为反应温度过高裂解反应加快，精制油的溴价反而上升，气体产率增加,温度过高对催化剂寿命及设备都有不利的影响,所以必须根据原料油的性质和产品的要求等条件来确定适宜的反应温度.&P-[5i（W’^1X!
p/U1a
反应温度是反应部分最重要的工艺参数，其他参数对反应的影响，可用调节反应温度来补偿.影响反应温度的因素很多,一般可归纳为以下几种情况：
（1） 原料油的性质4c6o5S&w,@”Q9T
含硫含氮量越高，反应热越大，温度容易升高,溴价高反应热更大,温度也更容易升高，如果原料油性质变化过大，就会出现床层温度波动的情况。
当原料油带水时,会使反应温度下降,催化剂强度降低，这时应迅速通知罐区加强脱水,同时加强对本装置原料系统的脱水。
若带水严重，则立即切断进料,联系调度及罐区换罐切水。
（2） 进料量的变化
若原料油的硫氮含量较高，进料量较大，会使床层温度上升,进料量减少,会使床层温度下降.所以加减进料量都要适当调整反应器的进料温度.在调节进料量时应遵循以下原则：
先提量后提温,先降温后降量，正常生产时，提降量的速度不大于5—8t/h4d-K—^/N5L2k&F%i
（3） 氢油比＃f2～3Y;k3｝’U
氢油比大能带走更多的热量，有利于床层温度的控制,炉管和催化剂也不易结焦。
氢油比过小床层温度容易波动对于本装置炉前混氢的流程来说，氢量的变化将直接导致反应温度的波动,维持一定的氢油比能保证反应所须的氢分压,同时也有利于原料油的均匀雾化.6k（{9J#t!
I）M9i。
^4S
（4） 氢气质量4k%_；_0W：
w%x+h
总压不变时，氢纯度越高氢分压也越高,有利于加氢反应的进行，所以应控制新氢及循环氢的氢纯度，不能太低.新氢中的CO和氢气发生甲烷化反应并放出大量的热，所以新氢中的CO含量增加，会使床层温度升高。
CO+3H2→CH4+H2O+214.76千焦/克分子（摩尔）9k＄e9\ \＆c。
j5？
（z
反应的结果不仅消耗了氢气，而且放出了大量的热使反应器催化剂床层有更大的温升，破坏反应平衡，同时生成的水蒸气为极性化合物，优先吸附于催化剂的活性中心，防碍催化剂的作用。
|+^；|$M+n1z2W（f
由于CO和CO2及其反应物在系统中的积累,可使循环氢的纯度降低。
CO2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（NH4）2CO3容易形成结晶析出，堵塞管道而增大压差。
O2的存在是一个危险因素，O2和H2反应并放热。
1/2O2+H2→H2O+241。
86千焦/克分子（摩尔）。
H；C！
a％j（^
新氢中的氧含量增高，会使反应温度突然升高，压力骤增，严重时会发生爆炸事故。
氢气中混入氧气的爆炸极限，在常压为:
4。
1％～74。
1％,在高压下无具体数字，一般规定系统中氧含量小于0.5%即可。
—P%G1b9｝#t1^$M＃|&X
（5） 结焦的影响
原料油不能单独进入反应器，虽然几分钟内没有氢气不会损坏催化剂，但是延长无氢操作的时间,将会使催化剂表面严重结焦。
操作温度过高也会因裂解而结焦。
催化剂床层结焦不是十分严重时，只是反应器内催化剂床层温度的局部上升,这是因为有结焦，阻力大，气体不流动，故不能将该处的热量带走，造成温度上升。
若催化剂结焦严重，气体难通过，则形成气体偏流或短路,使壁温升高。
催化剂是否结焦可以通过压差值是否增加来判断。
（6） 加热炉操作的影响9J6o＄~。
^，？
）~；W&G5E
加热炉出口温度是控制反应器入口温度的重要手段,它直接影响到反应器的入口温度和催化剂床层温度，正常开停工时升温、降温速度不大于25℃/h。
所以加热炉的加热效果，燃料气的压力、流量、燃料气的调节阀是否失灵以及火嘴燃烧效果都会影响反应器的入口温度。
（7） 催化剂的活性"m o%～＆q＊S:
c4K8C
在催化剂使用初期，活性高,床层温度容易上升，所以,提量和提温的速度要求慢些,随着催化剂使用时间的延长，活性降低,要通过逐步提高反应温度的办法来维持产品的质量。
；q ］％G！
N6Y
（8） 系统压力的波动
系统压力波动会影响进料量氢油比和反应深度，故也会影响反应温度。
1.5。
2 反应压力0e/a0v0E1D+r。
s0B0e1^（K
反应压力的影响是通过氢分压来体现的.系统中的氢分压决定于氢油比、操作压力、循环氢及新氢纯度.反应压力是根据催化剂的性能、原料油的性质以及对产品质量的要求和设备情况决定的.在其他条件一定时,提高反应压力，可促使加氢反应的进行，烯烃、芳烃的加氢速度加快，脱硫、脱氮率提高，故所得产品的溴价低，含硫、含氮化合物少，油品的安定性好，同时，还可防止催化剂结焦，有利于保持催化剂的活性，提高催化剂的稳定性。
但是，反应压力也关系到工业装置的设备投资和能量消耗。
影响本装置反应压力的因素：
（1） 仪表故障
（2） 反应温度：
反应温度的高低直接影响反应系统的压力。
在原料性质一定时，反应温度不同,耗氢量将不同，会对系统压力造成影响。
（3） 系统泄漏:
系统的阀门泄漏、设备泄漏或其它原因使系统气体向外泄漏时,对系统压力造成直接影响。
（4） 原料油的性质：
当原料油带水时会影响系统压力，其它化学性质有较大的改变时，引起耗氢量的变化，也会影响系统压力.!
J-s1C.J:
p1z1S
（5） 催化剂结焦：
反应器催化剂结焦,使床层压降增加，反应器入口压力也会升高。
9f9~9a0k+S”l
（6） 压缩机故障：
由于压缩机的故障引起压力波动，压缩机切换过程中，压力也有波动.5R7c x1i—o.w2z
（7） 进料量：
进料量波动较大时也会引起压力的波动.＊P*l!
D”Q3M，a％Z
1.5.3 氢油比
氢油比指的是工作氢气的体积（在标准状态下）和工作油料的体积（一般按常温的条件下的体积或冷油体积）之比。
5|$｜—K。
`/Q）G:
｛＃d。
？
”P。
N
影响氢油比的因素有：
'j2B v％～（c9["c％w
（1） 进料油量。
（2） 新氢量及循环氢量。
％｜9g8J&L，w+D'q7E g+T3～
（3） 氢气纯度。
*z1y#A）C＆e4z（X
（4） 仪表故障。
4Z，i,T—P&Q9［.f
1.5.4 空速
空速是指单位时间内，单位体积（或重量）的催化剂所通过进料油的体积（或重量）数.
随原料油的性质和采用的催化剂的活性不同，所选用的空速也不同，空速增大意味着处理能力的增加，在不影响原料油反应深度的前提下，应尽量提高空速，从而达到优质多产的目
升级会员 