第八章直馏柴油加氢精制装置

第一节装置概况及特点

一、装置概述

直馏柴油加氢精制装置是500×104t/a常减压配套设施，由中国石化集团公司洛阳石化工程公司负责设计、化工部第十一化学建筑安装公司施工。装置于1992年8月交付生产，1993年1月投料试车。2000年2月份在第二周期开工检修中，分馏系统增加了氢气气提线，使装置初步具备了航煤加氢精制的能力。2000年三季度装置自控系统工程进行改造，横河—西仪公司的CENTUM-CS3000集散型控制系统替代原来的DⅢ型常规仪表，实现了实时数据采集、显示、控制、记录、打印等功能。根据分公司安排，2003年2月7日开车，4月7日按计划停工，截止2004年3月25日直柴加氢装置间断开工5次，目前装置正常运行。

二、装置规模及组成

装置设计处理能力为80×104t/a，开工时间8000 h/a，加工常压蒸馏装置直馏柴油，氢源来

自连续催化重整装置，产品为精制柴油、粗汽油等。装置占地面积6032平方米，由反应部分、分馏部分、循环氢压缩机部分和公用工程四大部分组成。

三、装置工艺流程特点

1、原料油缓冲罐（V-3201）采用重整氢气履盖措施，以防止原料油与空气接触，从而减轻高温部位结焦的程度。

2、反应器R-3201采用热壁式反应器，并采用新型的内部结构，使进入催化剂床层的物流分配和催化剂床层的径向温度分布均匀，反应器内催化剂为单床层，不设置冷氢盘管。

3、采用三相（油、气、水）分离的立式高压分离器。

4、混合氢与原料油在E-3201前混合，这样可提高换热器的换热效果，减少炉管结焦的程度。

5、为了充分回收反应流出物的热量，降低装置能耗，反应流出物换热至132ºC后进入反应流出物空冷器A-3201。

6、为防止铵盐析出堵塞管路和设备，在反应流出物空冷器A-3201和反应流出物/原料油换热器E-3202/C的上游均设有除盐水注入点。

7、分馏部分采用双塔汽提流程，脱硫化氢汽提塔T-3201采用蒸汽汽提，产品分馏塔T-3202采用重沸炉汽提；脱硫化氢汽提塔顶回流罐V-3205气体至催化裂化装置（Ⅰ）加氢干气脱硫装置，产品分馏塔顶回流罐V-3206粗汽油直接经泵送至常减压蒸馏装置。

8、装置不设置新氢压缩机，装置用新氢由重整装置直接供给，循环氢压缩机C-3201A/B采用电动往复式，并设置一台备机。

9、催化剂预硫化采用液相预硫化方法，催化剂再生采用氮气﹢空气循环再生方法，以提高催化剂再生活性，催化剂预硫化用的二硫化碳和再生用的空气、液氨、及其10%碱液，低温热水增压泵等设施与催柴加氢共用。

10、为充分回收热量，设置了热水取热系统。

第二节反应机理及工艺流程说明

加氢精制工艺原理：在一定的温度、压力（氢分压）及特定催化剂作用下，对直馏柴油进行加氢，使其中的硫、氮、氧等杂质分别以H2S、NH3、H2O的形式从油品中脱除，同时大部分不饱和烃也经加氢得以饱和，从而使柴油的性、腐蚀性、燃烧性能得到改善，提高质量的过程。

一、反应机理

1、加氢脱硫反应

柴油馏份中，含硫化合物多以硫醇、硫醚、二硫化物、噻吩等形式存在，其加氢反应举例如下：

硫醇： R-SH+H2 →RH+H2S

硫醚： RSR′ +H2 →RH+R′H+H2S

2、加氢脱氮反应

石油馏份中的含氮化合物，多以杂环形式存在，如呲啶、呲咯、喹啉、吲哚等，它们对产

品质量有严重影响，是油品性差的主要因素，在加氢条件下可将它们转化为相应的烃类和氨，其反应如下：

吡啶： +H2 →C5H12+CH4

3、加氢脱氧反应

柴油馏份中含氧化合物主要为环烷酸及少量酚类。

苯酚：

+H2 → +H2O

+H2 → +H2O+CH4

4、烯烃加氢饱和

烯烃主要存在于二次加工产品中，直馏油中含量甚微，在加氢条件下，烯烃饱和生成性好的烷烃。

CnH2n +H2 →CnH2n+2

5、芳烃加氢

柴油中的芳烃，主要是稠环芳烃在加氢条件下部分饱和，在一般条件下，单环芳烃加氢十分困难。

6、环烷烃加氢

环烷烃的热性较好，在低压加氢精制条件下，环烷烃加氢比较困难。

7、加氢裂化

在进行加氢精制反应的同时，常伴有深度不等的裂化反应。

8、脱金属反应

油品中的金属如砷、镍、钒等多以大分子杂环化合物的形式存在于石油馏份中，通过加氢，使金属杂质从石油馏份中脱除。

二、加氢精制反应主要特点

加氢精制反应主要有以下三大特点：

1．反应属放热反应；

2．反应过程为耗氢；

3．反应总体来讲体积缩小。

三、工艺流程说明

1、工艺流程说明

（1）反应部分

原料油自罐区或常压装置来，进入原料油缓冲罐（V-3201）。经加氢进料泵（P-3201）升

压至5.66MPa（G），进入反应流出物/原料油换热器E-3202/ABC（壳程），换热至237-252℃，再与混合氢混合，进入反应流出物/微机消谐器混合进料换热器E-3201（壳程）换热至 268-307℃。然后分两路进入反应进料加热炉（F-3201）。进料经F-3201加热至300-340℃后进入反应器（R-3201），自R-3201出来的反应流出物经E-3201（管程），E-3202/ABC（管程）分别与混合进料、原料油换热，温度降至133-136℃，经反应流出物空冷器（A-3201/ABCD）、后冷器（E-3203）冷却至45℃后进入高压分离器（V-3202），为了防止反应流出物中的铵盐在冷却过程中析出，堵塞管道和设备，通过注水泵（P-3202ABC）将除盐水分别注至换热器E-3202C及空冷A-3201入口管线上。

自连续催化重整装置来的重整氢进入高分V-3202。

在高分V-3202中，反应流出物进行气、油、水三相分离，循环氢自高分V-3202顶部进入循环氢压缩机入口分液罐（V-3204），V-3202酸性水至酸性水总管然后至污水汽提装置，高分油经调节阀进入低压分离器（V-3203）。

在低分V-3203中高分油进行二次分离，低分气至含硫气总管，然后至催化裂化装置（Ⅰ）加氢干气脱硫装置，低分油至分馏部分，酸性水至酸性水总管。

（2）分馏部分

低分油经精制柴油/脱硫化氢汽提塔进料换热器（E-3204ABCD）换热至210℃后进入脱硫化氢汽提塔（T-3201）顶第十五层塔盘。T-3201底用1.0MPa蒸汽进行汽提，塔顶油气经塔顶空冷器（A-3202）和后冷器（E-3205壳程）冷却至40℃ 后进入塔顶回流罐V-3205中，进行油、水、气三相分离，气相至含硫气总管，水相至酸性水总管，油相经汽提塔回流泵（P-3203/AB）返回塔顶。

为了减轻硫化氢对T-3201顶部管线和冷换设备的腐蚀，采取塔顶管线注缓蚀剂措施，缓蚀剂自罐V-3209经泵P-3206注入塔顶出口管线。

T-3201底油经与精制柴油/食品烤箱产品分馏塔进料换热器（E-3206AB壳）换热至247℃后进入产品分馏塔（T-3202）第十八层塔盘。

分馏塔设有塔底重沸炉（F-3202），塔底油经重沸炉进料泵P-3209/AB抽出，分四路进入重沸炉，加热至314℃返回塔底。

塔底精制柴油经精制柴油泵P-3205/AB增压后至E-3206（管程）、E-3204（管程）、热水/

精制柴油换热器（E-3208壳程）冷却至92℃后，进入精制柴油空冷器（A-3204/AB）进一步冷落至55℃出装置。

塔顶油气经空冷器A-3203、后冷器（E-3207壳程）冷却至40℃进入产品分馏塔顶回流罐V-3206中。

V-3206采用新氢做气封气，压控分程调节，排气经装置内火炬总管至放空罐V-3212。V-3206中的液体经粗汽油泵P-3204AB，一部分返回塔顶做回流，一部分作为粗汽油出装置，V-3206含油污水至全厂污水处理系统。

（3）循环氢压缩机部分

自V-3202来的混合氢经V-3204及旋分器分液后进入循环氢压缩机C-3201/AB，升压到5.0MPa后与换热后的原料油混合，一并进入E-3201（壳程）中。

2、催化剂的预硫化及再生流程

（1）催化剂予硫化流程

为了提高催化剂活性及稳定性，新鲜剂、再生剂在使用前都必须经过预硫化，本装置采用液相预硫化方法，以航煤为硫化油，二硫化碳为硫化剂。

预硫化时，系统内氢气经C-3201按正常操作路线进行循环，二硫化碳自V-3115压送至泵P-3201入口管线，与V-3201来的煤油混合后进入P-3201，经泵升压后进入me0407E-3202，经E-3201、F-3201，按催化剂予硫化温度曲线升至要求温度，通过反应器催化剂床层，自R-3201出来的硫化油和循环氢经E-3201、E-3202、A-3201、E-3203进入V-3202，V-3202顶部气体经V-3204进入C-3201循环，硫化油减压后进入V-3203，经反应小循环线回到V-2301。催化剂予硫化过程产生的水间断地从V-3202底部排出。

催化剂予硫化结束后，硫化油通过低分不合格油线退出装置。

（2）催化剂再生流程

催化剂再生时，反应系统充入氮气，由C-3201进行循环，通过空气压缩机（C-3103/AB）把一定量的空气配入反应系统，以满足催化剂再生所需的氧气。

为防止催化剂再生时产生的酸性气腐蚀管线和设备，采用了注氨、注碱措施，由氨泵（

P-3109/AB）将液氨注入反应器出口管线，用碱泵（P-3111/AB）将10%碱液注入到碱液混合器（MI-3201）上游侧。

碱液与再生循环气经MI-3201充分混合后进V-3202，V-3202顶部气体一部分排入大气，大部分返回反应器进行循环，V-3202底部废碱液送至碱渣处理处理。

为避免催化剂再生过程中对设备、工艺管线的腐蚀，以及减轻环境污染，目前国内外均开发了加氢催化剂器外再生技术，可将催化剂卸出后由专业单位进行器外再生。

第三节原料油及产品的主要技术规格

一、原料油及液体产品规格

黄毅玲

项目	原料油	精制柴油	粗汽油
密度 g/cm3	0.8008	0.800	0.7100
恩氏蒸馏 ℃
初馏点	195	191	51
10%	229	223	76
30%	244	238	88
50%	272	269	101
70%	296	298	118
自动面膜机90%	307	312	132
终馏点	340	347	149
硫含量 PPm	940	66
氮含量 PPm	30	<1
溴价 gBr/100ml	0.8	0.1
粘度 20℃mm2/s	3.94	3.90
实际胶质 mg/100ml	54.2	4.6
苯胺点离子电推进 ℃	72.3	80.3
凝固点 ℃	-5	-6
闪点 ℃	81	81
10%残炭 %	0.2	<0.1
十六烷值	59.6	58.8