裂解汽油加氢(汇编)
第二节裂解汽油加氢
一、裂解汽油的组成
裂解汽油含有C6～C9芳烃，因而它是石油芳烃的重要来源之一。裂解汽油的产量、组成以及芳烃的含量，随裂解原料和裂解条件的不同而异。例如，以石脑油为裂解原料生产乙烯时能得到大约20%（质、下同）的裂解汽油，其中芳烃含量为40～80%；用煤柴油为裂解原料时，裂解汽油产率约为24%，其中芳烃含量达45%左右。
裂解汽油除富含芳烃外，还含有相当数量的二烯烃、单烯烃、少量直链烷烃和环烷烃以及微量的硫、氧、氮、氯及重金属等组分。
裂解汽油中的芳烃与重整生成油中的芳烃在组成上有较大差别。首先裂解汽油中所含的苯约占 C6～C8芳烃的 5 0%，比重整产物中的苯高出约5～8%，其次裂解汽油中含有苯乙烯，含量为裂解汽油的3～5 %，此外裂解汽油中不饱和烃的含量远比重整生成油高。
二、裂解汽油加氢精制过程
由于裂解汽油中含有大量的二烯烃、单烯烃。因此裂解汽油的稳定性极差，在受热和光的作用下很易氧化并聚合生成称为胶质的胶粘状物质，在加热条件下，二烯烃更易聚合。这些胶质在生产芳烃的后加工过程中极易结焦和析碳，既影响过程的操作，又影响最终所得芳烃的质量。硫、氮、氧、重金属等化合物对后序生产芳烃工序的催化剂、吸附剂均构成毒物。所以，裂解汽油在芳烃抽提前必须进行预处理，为后加工过程提供合格的原料。目前普遍采用催化加氢精制法。
1．反应原理
裂解汽油与氢气在一定条件下，通过加氢反应器催化剂层时，主要发生两类反应。首先是二烯烃、烯烃不饱和烃加氢生成饱和烃，苯乙烯加氢生成乙苯。其次是含硫、氮、氧有机化合物的加氢分解（又称氢解反应），C—S、C—N、C—O键分别发生断裂，生成气态的H2S、N H3、H2O以及饱和烃。例如：
金属化合物也能发生氢解或被催化剂吸附而除去。加氢精制是一种催化选择加氢，在
340℃反应温度以下，芳烃加氢生成环烷烃甚微。但是，条件控制不当，不仅会发生芳烃的加氢造成芳烃损失，还能发生不饱和烃的聚合、烃的加氢裂解以及结焦等副反应。
2．操作条件
（1）反应温度反应温度是加氢反应的主要控制指标。加氢是放热反应，降低温度对反应有利，但是反应速度太慢，对工业生产是不利的。提高温度，可提高反应速度，缩短平衡时间。但是温度过高，既会使芳烃加氢又易产生裂解与结焦，从而降低催化剂的使用周期。所以，在确保催化剂活性和选择加氢前提下，尽可能把反应温度控制到最低温度为宜。由于一段加氢采用了高活性催化剂，二烯烃的脱除在中等温度下即可顺利进行，所以反应温度一般为60～110℃。二段加氢主要是脱除单烯烃以及氧、硫、氮等杂质，一般反应在320℃下进行最快。当采用钴一钼催化剂时，反应温度一般为320～360℃。
（2）反应压力加氢反应是体积缩小的反应，提高压力有利于反应的进行。高的氢分压能有效地抑制脱氢和裂解等副反应的发生，从而减少焦炭的生成，延长催化剂的寿命，同时还可加快反应速度，将部分反应热随过剩氢气移出。但是压力过高，不仅会使芳烃加氢，而且对设备要求高、能耗也增大。
（3）氢油比加氢反应是在氢存在下进行的。提高氢油比，从平衡观点看，反应可进行得更完全，并对抑制烯烃聚合结焦和控制反应温升过快都有一定效果。然而，提高氢油比会增加氢的循环量，能耗大大增加。
（4）空速空速越小，所需催化剂的装填量越大，物料在反应器内停留时间较长，相应给加氢反应带来不少麻烦，如结焦、析碳、需增大设备等。但空速过大，转化率降低。
3．工艺流程
以生产芳烃原料为目的的裂解汽油加氢工艺普遍采用两段加氢法，其工艺流程如图 4－10所示。
第一段加氢目的是将易于聚合的二烯烃转化为单烯烃，包括烯基芳烃转化为芳烃。催化剂多采用贵重金属钯为主要活性组分，并以氧化铝为载体。其特点是加氢活性高、寿命长，在较低反应温度（60℃）下即可进行液相选择加氢，避免了二烯烃在高温条件下的聚合和结焦。
第二段加氢目的是使单烯烃进一步饱和，而氧、硫、氮等杂质被破坏而除去，从而得到
高质量的芳烃原料。催化剂普遍采用非贵重金属钴－钼系列，具有加氢和脱硫性能，并以氧化铝为载体。该段加氢是在300℃以上的气相条件下进行的。两个加氢反应器一般都采用固定床反应器。
裂解汽油首先进行预分馏，先进入脱C 5塔（1）将其中的C 5及C 5以下馏分从塔顶分出，
然后进入脱C 9塔（2）将C 9及C 9以上馏分从塔釜除去。分离所得的C 6～C 8中心馏分送入一段加氢反应器（3），同时通入加压氢气进行液相加氢反应。反应条件是温度60～110℃、反应压力2.60MPa ，加氢后的双烯烃接近零，其聚合物可抑制在允许限度内。反应放热引起的温升是用反应器底部液体产品冷却循环来控制的。
由一段加氢反应器来的液相产品，经泵加压在预热器内，与二段加氢反应器流出的液相
物料换热到控制温度后，送入二段加氢反应器混合喷嘴，在此与热的氢气均匀混合。已气化的进料、补充氢与循环气在二段加氢反应器附设的加热炉（4）内，加热后进入二段反应器
（5），在此进行烯烃与硫、氧、氮等杂质的脱除。反应温度为329～358℃，反应压力为
2．97MPa 。反应器的温度用循环气以及两段不同位置的炉管温度予以控制。
二段加氢反应器的流出物经过一系列换热后，在高压闪蒸罐（8）中分离。该罐分离出
的大部分气体同补充氢气一起经循环压缩机回流罐（6）进入循环压缩机（7），返回加热炉，剩余的气体循环回乙烯装置或送至燃料气系统。从高压闪蒸罐分出的液体，换热后进入硫化氢汽提塔（9），含有微量硫化氢的溶解性气体从塔顶除去，返回乙烯装置或送至燃料气系统。汽提塔釜产品则为加氢裂解汽油，可直接送芳烃抽提装置。（见本章第二节 催化重整 （四）芳烃抽提过程）。经芳烃抽提和芳烃精馏后，得到符合要求的芳烃产品。
第三节 对二甲苯的生产
无论是催化重整还是裂解汽油加氢得到的石油芳烃，即苯、甲苯、二甲苯、乙苯等，都
在品种与数量上与实际需求不一致。随着苯和对二甲苯需求量日益猛增，尚供不应求。在石图4－10 两段加氢法的典型流程示意图 1－脱C 5塔；2－脱C 9塔；3－一段加氢反应器；4－加热炉；5－二段加氢反应器；
6－循环压缩机回流罐；7－循环压缩机；8－高压闪蒸罐；9－H S 汽提塔
油芳烃中约占40～50%的甲苯、间二甲苯和C 9芳烃还未充分利用而供过于求，造成石油芳烃品种及其数量上供需不平衡。因此，开发了一系列芳烃的转化技术，旨在将芳烃的品种与数量进行调整。
图4—11表示以甲苯与C 9芳烃为原料，通过歧化和烷基转移生产苯和二甲苯的物料平
衡情况。
从图4－11可以看出，通过芳烃歧化和烷基转移工艺可将甲苯和C 9芳烃有效地转化为
苯和二甲苯，若再配以二甲苯异构化装置，则由100份甲苯和80份C 9芳烃可制得36份苯和102份对二甲苯。因此，芳烃的歧化和烷基转移是一种能最大限度生产对二甲苯的方法。
从图4－11还可以看出，芳烃歧化和烷基转移、混合二甲苯异构化、吸附分离等过程必
须联合生产，才能最大限度地生产苯、对二甲苯等紧缺品种。
100甲苯C 9芳烃歧化和烷基转移歧化和烷基转移异构
化
对二甲苯
乙苯
140806012040苯
16
20苯
混
合
二甲
苯20100吸附分离
1884102烷基化其它各过程
芳 烃 系 产 品
一、歧化或烷基转移生产苯与二甲苯
1．反应原理
甲苯歧化和甲苯与C 9芳烃的烷基转移工艺是增产苯与二甲苯的有效手段。芳烃的歧化
反应一般是指两个相同芳烃分子在催化剂作用下， 一个芳烃分子的侧链烷基转移到另一个 图 4—11 甲苯、C 9芳烃生产苯和对二甲苯的 物料平衡以及其它结构调整的关系
CH 3 ——CH 3 CH 3 CH 3 芳烃分子上去的过程。而烷基转移反应是指两个不同芳烃分子间发生烷基转移的过程。
主反应：
（1）歧化
（2）烷基转移
副反应：
（1）在临氢条件下发生加氢脱烷基反应，生成甲烷、乙烷、丙烷、苯、甲苯、乙苯等；
（2）歧化反应，由二甲苯生成甲苯、三甲苯等，即主反应中烷基转移的逆过程；
（3）烷基转移，如苯和三甲苯生成甲苯和四甲苯等；
（4）芳烃加氢、烃类裂解、苯烃缩聚等。
2、操作条件
（1）原料中三甲苯的浓度 投入原料C 9混合芳烃馏分中只有三甲苯是生成二甲苯的有
效成分，所以原料C 9芳烃馏分中三甲苯的浓度高低，将直接影响反应的结果。当原料中三甲苯浓度50%左右时，生成物中C 8芳烃的浓度为最大。为此应采用三甲苯浓度高的C 9芳烃作原料。
（2）反应温度 歧化和烷基转移反应都是可逆反应。由于热效应较小，温度对化学平衡
影响不大，而催化剂的活性一般随反应温度的提高而升高。温度升高，反应速度加快，转化率升高，但苯环裂解等副反应增加，目的产物收率降低。温度低，虽然副反应少、原料损失少，但转化率低，造成循环量大、运转费用高。在生产中主要选择能确保转化率的温度，当
CH 3 ——（CH 3）2
CH
3
——CH 3 CH 3
——（CH 3）3 CH 3
——（CH 3）
2 CH
3 ——CH 3
温度为400～500℃时，相应的转化率为40%～45%。
（3）反应压力此反应无体积变化，所以压力对平衡组成影响不明显。但是，压力增加既可使反应速度加快，又可提高氢分压，有利于抑制积炭，从而提高催化剂的稳定性。一般选取压力为2.6～3.5MPa。
（4）氢油比主反应虽然不需要氢，但氢的存在可抑制催化剂的积炭倾向。可避免催化剂频繁再生，延长运转周期，同时氢气还可起到热载体的作用。但是，氢量过大，反应速度下降，循环费用增加。此外，氢油比与进料组成有关，当进料中C9芳烃较多时，由于C9芳烃比甲苯易产生裂解反应，所以需提高氢油比。当C9芳烃中甲乙苯和丙苯含量高时，更应该提高氢油比，一般氢油比(摩尔)为10：1，氢气纯度>80%。
（5）空速反应转化率随空速降低而升高，但当转化率达40～45%时，其增加的速率显著降低。此时，如空速继续降低，转化率增加甚微，相反导致设备利用率下降。
3、工艺流程
以甲苯和C9芳烃为原料的歧化和烷基转移生产本和二甲苯的工业生产方法主要有二种。一种是加压临氢气法，另一种是常压不临氢气相法。
以下介绍应用最广泛加压临氢气相法。其工艺流程如图4-12所示。原料甲苯、C8芳烃及循环甲苯、循环C9芳烃和氢气混合后，经换热预热、加热炉(1)加热到反应温度（390-500℃），以3．4MPa压力和1．14h-1空速（体）进入反应器(2)。加热炉的对流段设有废热锅炉。
图4—12 甲苯歧化和甲苯与C9芳烃烷基转移工艺流程
1－加热炉；2－反应器；3－产品分离器；4－氢气压缩机；5－冷凝器；
6－汽提塔；7－白土塔；8－苯塔；9－甲苯塔；10－二甲苯塔
反应原料在绝热式固定床反应器(2)中进行歧化和烷基转移反应，产物经换热冷却后进入产品分离器(3)。进行气液分离。产品分离器分出的大部分氢气，经循环氢压缩机(4)压缩返回反应系统，小部分循环气为保持氢气纯度而排放至燃料气系统或异构化装置，并补充新鲜氢气。产品分离器流出的液体去汽提塔(6)脱除轻馏分，塔底物料一部分进入再沸加热炉，以气液混合物返回塔中，另一部分物料经换热后进入白土塔(7)。物料通过白土吸附，在白土塔中除去烯烃后依次进入苯塔(8)、甲苯塔(9)和二甲苯塔(10)。从苯塔和二甲苯塔顶分别馏出目的产品（含量＞99.8%）苯和二甲苯。从甲苯塔顶和二甲苯塔侧线分别得到的甲苯和C 8芳烃，循环回反应系统，二甲苯塔底为C 10及C 10以上重芳烃。
二、 C 8混合芳烃异构化
1．反应原理
由各种方法制得的C 8芳烃，都是对二甲苯、邻二甲苯、间二甲苯和乙苯的混合物（称为C 8混合芳烃），其组成视芳烃来源而异。不论何种来源的C 8芳烃，其中以间二甲苯含量最多，通常是对二甲苯和邻二甲苯的总和，而有机合成迫切需要的对二甲苯含量却不多。为了增加对二甲苯的产量，最有效的方法是通过异构化反应，将间二甲苯及其它C 8芳烃转化为对二甲苯。
异构化的实质是把对二甲苯含量低于平衡组成的C 8芳烃，通过异构后使其接近反应温度及反应压力下的热力学平衡组成。平衡组成与温度有关，不论在哪个温度下，其中对二甲苯含量并不高。因此。在生产中，C 8芳烃异构化工艺必须与二甲苯分离工艺联合生产，才能最大限度地生产对二甲苯。也就是说，先分离出对二甲苯（或对二甲苯和邻二甲苯），然后将余下的C 8芳烃非平衡物料，通过异构化方法转化为对、间、邻二甲苯平衡混合物，再进行分离和异构。如此循环，直至C 8芳烃全部转化为对二甲苯。
主反应：
（1）混合二甲苯可发生以下反应。
（2）乙苯也能转化为二甲苯，反应历程为 CH 3 —CH 3 CH 3 CH 3 CH 3 —CH 3 CH 3 CH 3
副反应：
（1）二甲苯、乙苯加氢烷基化，生成甲烷、乙烷、苯、甲苯等；
（2）二甲苯加氢开环裂解，最终生成低级烷烃；
（3）二甲苯、乙苯发生歧化，生成苯、甲苯、三甲苯、二乙苯等。
可见，异构化产物是对位、间位、邻位三种二甲苯异构体混合物，还有少量的苯、甲苯及C9以上芳烃、C8非芳烃、C1～C4烷烃等。
2．操作条件
（1）原料组成水、甲醇、CO2等氧化物及碱性有机氮化物是催化剂酸性活性中心的毒物，砷、铝和其它重金属则是金属活性中心的毒物。由于原料来自重整、抽提、加氢裂解汽油等装置，若无二次污染，这些杂质的含量是可以达到要求的。
（2）温度温度降低，对二甲苯平衡浓度高，但此时反应速度较慢，特别对于双功能的贵重金属催化剂来说，当温度低于某值，产品则以加氢产物为主，二甲苯收率降低。因此，温度选择要权衡各方面，如催化剂性能等的影响。一般选取反应器的进口温度为400～450℃。
（3）压力压力对乙苯异构化有明显影响。乙苯是经过加氢过程异构化为二甲苯的，而加氢反应是放热反应。所以，提高压力可提高氢分压，降低温度有利于乙苯异构为二甲苯。氢分压太低，易使催化剂表面积炭、失活，一般反应压力为1.37～2.30MPa。
（4）空速若催化剂活性高，则允许空速高；催化剂活性低，空速必须降低。随着空速提高，反应产物中的对二甲苯浓度和乙苯转化率将下降。一般空速为3.1h-1（5）氢油比氢气不仅参加加氢反应，还可防止催化剂表面积炭。氢油比一般为6：1（分子比），氢气浓度必须保持在80%以上，在生产过程中还应不断补加新鲜氢气。
3．工艺流程
C8芳烃异构化装置大多采用具有裂化异构化和加氢脱氢双功能的催化剂，并在氢压下进行异构化反应。其工艺流程如图4－13所示。
来自二甲苯分离装置的C 8芳烃（已脱去大部分对二甲苯）与由重整装置或歧化装置来的补充氢气、循环氢混合，经换热后全部气化，然后进入进料加热炉(1)。物料加热到反应温度后进入异构化反应器(2)，反应器为绝热式固定床。原料在催化剂作用下发生异构化，反应产物从反应器底部流出，与进料换热后进入空冷器(3)冷凝冷却到40℃。再进入产品分离器(5)进行气液分离。气相部分为富氢，从产品分离器顶部流出，大部分经循环压缩机(4)返回反应器,少部分适当处理后作为燃料。产品分离器底部的液相物料经换热后进入脱庚烷塔(7)。
脱庚烷塔主要作用是脱除C 7以下轻组分，轻组分从塔顶蒸出后一部分作回流，另一部分进入重整装置脱戊烷塔，不凝性气体则作为燃料。脱庚烷塔底物料是除去轻组分后的C 8芳烃。为防止反应生成的微量烯烃带入分离装置，C 8芳烃进入白土塔(6)除去烯烃。最后，用精馏方法除去C 9以上芳烃，将所得混合二甲苯送二甲苯分离装置分离。
三、 混合二甲苯的分离
1．生产原理
C 8芳烃中各组分的主要物理性质如表4－2所示。
表 4-2 C 8芳烃的沸点与熔点
乙苯
对二甲苯 间二甲苯
邻二甲苯 沸点，℃ 136.186 138.351
144.411 图 4—13 C 8芳烃异构化工艺流程 1－进料加热炉；2－反应器；3－冷凝器；4－循环氢气压缩机； 5－产品分离器；6—白土塔；7—脱庚烷塔；8－分离器
熔点，℃-94.975 13.263 139.104
-47.872 -25.173
其中对二甲苯与间二甲苯之间的沸点差仅为0.572℃，难于用一般精馏法予以分离。用于分离二甲苯的方法主要有深冷分步结晶分离法和模拟移动床吸附分离法。
由表4－2可见，虽然各种C8芳烃的沸点相近，但它们的熔点相差较大，其中以对二甲苯的熔点为最高。因此，将C8芳烃逐步冷凝，首先对二甲苯被结晶出来，然后滤除液态的邻二甲苯、间二甲苯和乙苯，则得晶体对二甲苯。
所谓吸附分离法就是利用某种固体吸附剂，有选择地吸附混合物中某一组分，随后使之从吸附剂上解吸出来，从而达到分离的目的。吸附分离C8混合芳烃是采用液相操作。其原理是选择分于筛作为吸附剂，它对于对二甲苯吸附能力较强，而对其它的二甲苯异构体吸附能力较弱，从而使对二甲苯可以从混合二甲苯中被分子筛吸附；然后用一种液体脱附剂冲洗，使对二甲苯从分子筛吸附剂上脱附；最后用精馏的方法分离对二甲苯和脱附剂，从而达到分离对二甲苯与其它异构体的目的。
2、吸附分离法工艺流程
原料C8混合芳烃加热到177℃，经旋转阀（3）进入吸附塔（2）吸附分离后，抽提液从吸附塔流出经旋转阀送到抽提液塔（6）。抽提塔顶馏分为粗对二甲苯，送至成品塔（7），塔底采出液为解吸剂。抽余液从吸附塔流出经旋转阀送至抽余液塔（4），塔底分出的解吸剂与抽提塔底解吸液汇合，大部分进入解吸剂槽（5）后经旋转阀再进入吸附塔，少部分（约1%）则送解吸剂再精馏塔（8）。从解吸剂再精馏塔顶来出的纯解吸剂，经抽余液塔去解吸
剂槽，塔底为解吸剂中的高沸点重组分物质。从抽余液塔侧线采出的含对二甲苯很少的混合二甲苯，送至异构化装置作为异构化原料。成品塔顶馏出物为主要含甲苯的轻馏分，送芳烃抽提装置回收利用，塔底产品是精制的对二甲苯。
图4—14 模拟移动床吸附分离工艺流程示意图 1—吸附塔A ；2—吸附塔B ；3—旋转阀；4—抽余液塔； 5—解吸剂槽，6—抽提液塔；7—成品塔；8—解吸剂再精馏塔
汽油加氢装置工艺流程培训教案
汽油加氢装置工艺流程培训教案 1 汽油加氢装置简介 1.1 概况 乙烯装置来的裂解汽油（C5—C9馏份）中含有大量的苯、甲苯、二甲苯等芳烃成份，是获得芳烃的宝贵原料。裂解汽油中除芳烃外，还含有单烯烃，双烯烃和烯基芳烃，还含有硫、氧、氮杂质。由于有不饱和烃的存在，裂解汽油是不稳定的。裂解汽油加氢的目的就是使不饱和烃变成饱和烃，并除去硫、氮、氧等杂质，为芳烃抽提装置提供稳定的高浓度芳烃含量的原料—加氢汽油。 1.2 原辅料及成品的特性 本装置在工艺上属于易燃、易爆、高温生产线，易发生着火、爆炸和气体中毒等事故。 裂解汽油为淡黄色芳香味挥发性液体，是芳香族和脂肪碳氢化合物的混合体。主要是由苯、甲苯、二甲苯、乙苯及C5-C9以上烃类组成。对人体存在危害作用。 氢气是种易燃易爆气体。氢气与空气混合，爆炸范围为4-74%（V）。 加氢汽油主要是由由苯、甲苯、二甲苯、乙苯及C5-C8饱和烷烃组成，对人体也存在危害作用。 过氧化氢异丙苯为无色或黄色油状液体，有特殊臭味，易分解引起爆炸。 硫化氢属于高危害毒物，密度比空气重，能沿地面扩散，燃烧时会产生二氧化硫有毒蒸汽，对人体存在危害作用。 2 工艺流程简介
2.1工艺特点 汽油装置采用国产化汽油加氢技术，其生产方法是先切除C 5馏份和C 9馏份，剩下的C 6—C 8馏份进行一段加氢，二段加氢，最终得到芳烃抽提的原料—加氢汽油。 2.2装置组成 汽油加氢装置由以下三部分组成： A ：预分馏单元（主要包括切割C 5、脱砷、切割C 9） B ：反应单元（主要包括一段加氢、二段加氢、压缩、和过热炉） C ：稳定单元（主要包括脱硫化氢系统） 2.3工艺说明 2.3.1生产方法 利用裂解汽油中各组分在一定温度、压力的条件下，其相对挥发度不同，采用普通精馏的方法，将C 5馏份和沸点在其以下的轻馏份、C 9馏份和沸点在其以上的重组份，通过脱C 5塔和脱C 9塔分离，得到C 6—C 8馏份，然后通过钯或镍系催化剂和钴钼催化剂，进行选择性二次加氢，将C 6—C 8馏份中的不饱和烃加氢成饱和烃，并除去其中的有机硫化物、氧化物、氯化物，其主要化学反应有： (1)双烯加氢，在一段反应器进行。例如： (2)单烯及硫、氧、氮、氯化物加氢，在二段反应器进行。 例如： H 3C-CH=CH-CH=CH-CH 3+H 2 H 3C-CH=CH-CH 2-CH 2-CH 3 Pa Al 2O 3 CH 3-CH 2-CH=CH-CH 2-CH 3+H 2 CH 3-(CH 2)4-CH 3 Co+Mo Al 2O 3
40万吨汽油加氢装置开工及运行总结
40万吨/年汽油加氢脱硫装置开工运行总结 张超群崔昕宇 重整加氢车间 一、装置概况 中国石油玉门油田公司炼油化工总厂40万吨/年汽油加氢装置，采用中国石油化工研究院研发的DSO技术，运用低压固定床工艺，以催化汽油为原料，对催化汽油进行预加氢、加氢精制和加氢改质，以改善汽油产品质量，满足全厂调和生产国Ⅳ汽油产品的需求，并为满足全厂调和生产国Ⅴ汽油产品打下基础。根据玉门炼化总厂催化汽油的生产情况，本装置预加氢部分设计规模为40万吨/年，操作弹性为60%～110%,设计年开工时间8400h。玉门炼化总厂40万吨/年汽油加氢装置由中国石油华东勘察设计院EPC项目总承包，于2013年9月28日装置建成中交，炼化总厂从9月29日开始组织装置投料试车。 二、开工情况 1、非临氢系统主要开工过程： 9月29日至10月4日进行分馏、稳定系统吹扫；10月5日至7日原料脱砷、分馏、稳定系统试压；10月8日至9日单机试运后水联运；10月10日至11日冷油联运；10月12日热油联运，带分馏塔底循环加热炉烘炉。10月16日分馏系统冲压至操作压力0.7MPa、稳定系统冲压至操作压力0.9MPa，气密结束。10月18日E-1205密封面整改完毕，稳定塔冲压做气密。10月19日分馏塔底再沸炉烘炉完毕。10月22日18:00装置广播对讲系统调试完毕。10月23日至30日进行非临氢系统检查，并对发现问题及时整改。 2、临氢系统主要开工过程： 9月28日至10月2日临氢系统爆破吹扫；10月3日至5日临氢氮气置换，系统1.0MPa氮气气密、试压、整改漏点，并进行新氢压缩机、循环氢压缩机试运；10月6日至9日临氢系统2.2MPa 氮气气密、试压、整改漏点；10月9日至13日加氢脱硫产物加热炉烘炉、反应系统升温干燥；10月13日至15日，各反应器催化剂的装填完毕；10月16日脱砷剂装填完毕。10月17日20:00启动循环氢压缩机，预加氢催化剂、加氢脱硫催化剂开始干燥；10月20日19:50，预加氢催化剂和加氢脱硫催化剂干燥结束；10月21日8:20，开始干燥后处理催化剂；10月22日22:30，后处理催化剂干燥结束；10月23日8:30，开始脱砷剂干燥；10月24日15:30 脱砷剂干燥结束；10月25日至28日，装置所有工艺联锁逻辑回路调试完毕。11月6日至9日，预加氢催化剂、加氢脱硫催化剂、后处理催化剂硫化结束，20:10导通开工正向流程。21:10预加氢反应器开始充液。11月10日4:50切进催化汽油原料，调整操作参数。 11月11日20:00，R-1101入口温度升至80℃，R-1201入口升至215℃，R-1202入口温度升至260℃，汽油产品总硫降至48.95ppm，硫醇硫2ppm，辛烷值损失小于1，产品质量达到设计值，
汽油加氢技术
汽油加氢技术 主要是加氢脱硫 对于汽油加氢脱硫 按照原料是否加氢前切割，可以分为全馏分汽油加氢脱硫和切割馏分汽油加氢脱硫现在的汽油加氢技术很多。如法国ifp、美国uop 等都有这方面的专利技术。其原理就是加氢脱硫而尽量不饱和烯烃，以减少辛烷值的损失。国内石化研究院有一种技术是先将烯烃芳构化，然后再进行加氢脱硫。 目前比较牛逼的技术：国外就是prime-g+，szorb；国内就是抚研院的oct-m，石科院的rsds;prime-g+：首先进行加氢预处理，解决二烯烃问题，再切割轻重两部分，轻馏分去无碱脱臭，重馏分加氢脱硫，再轻重调合。（原料适应性较好，流程复杂，投资高）cdtech： 一种组合技术，贵金属类催化剂，不适合我国情况。 s-zorb：沸腾床吸附脱硫，辛烷值损失最小，原料适应性强，要
求规模大，投资最大。oct-m：无预处理，直接切割轻重两部分，轻馏分去无碱脱臭，重馏分加氢脱硫，再轻重调合。（工艺简单）rsds：无预处理，直接切割轻重两部分，轻馏分进行碱液抽提（有环保压力），重馏分加氢脱硫，再轻重调合催化剂上活性金属基本上是：co、mo、ni 发生的反应为（以噻吩硫为例）：噻吩在催化剂活性金属的催化下，与氢发生反应，生成烃类和硫化氢 技术的关键控制指标：辛烷值损失与硫脱除率 1.国外工艺技术概况 国外f汽油脱硫、降烯烃的主要工艺技术有以下几种：isal（加氢脱硫/辛烷值恢复技术）、octgain（加氢脱硫/辛烷值恢复技术）、scanfining（选择性加氢脱硫工艺）、prime-g和prime-g+（选择性加氢脱硫工艺）、cdhydrocdhds（催化蒸馏加氢脱硫工艺）和s-zorb工艺等。 上述几种工艺技术可以分为固定床加氢技术（含催化蒸馏技术）
加氢装置火灾爆炸危险性及安全措施(通用版)
Safety is the goal, prevention is the means, and achieving or realizing the goal of safety is the basic connotation of safety prevention. （安全管理） 单位：___________________ 姓名：___________________ 日期：___________________ 加氢装置火灾爆炸危险性及安全 措施(通用版)
加氢装置火灾爆炸危险性及安全措施(通用 版) 导语：做好准备和保护，以应付攻击或者避免受害，从而使被保护对象处于没有危险、不受侵害、不出现事故的安全状态。显而易见，安全是目的，防范是手段，通过防范的手段达到或实现安全的目的，就是安全防范的基本内涵。 作业五区8套装置，基本都有加氢工艺，以加氢工艺装置为例，汽柴油加氢装置含有多种可燃气体，且有高温、中压的特点，因而具有易燃易爆的特点。工艺物料中的氢气、燃料气、汽柴油等这些物质具有强爆炸危险性和穿透性；而主要危险性为火灾爆炸危险性，以下主要分析物料的火灾爆炸危险性；工艺装置火灾危险性；工艺设备的火灾危险性。通过对主要危险性分析，结合作业05年以来，发生的火灾情况，从装置的工艺、设备及安全管理方面提出综合控制措施，降低装置发生火灾的概率，提高装置安全运行。 一、汽柴油加氢装置火灾爆炸危险性 1物料的火灾爆炸危险性 汽柴油加氢装置以焦化汽柴油、催化柴油和直馏柴油为原料，在催化剂作用下，经高温、中压、临氢反应，并在分馏塔内进行脱硫化氢以及汽、柴油的分离，以生产高质量的汽柴油产品。所用燃料气来
裂解汽油加氢(汇编)
第二节裂解汽油加氢 一、裂解汽油的组成 裂解汽油含有C6～C9芳烃，因而它是石油芳烃的重要来源之一。裂解汽油的产量、组成以及芳烃的含量，随裂解原料和裂解条件的不同而异。例如，以石脑油为裂解原料生产乙烯时能得到大约20%（质、下同）的裂解汽油，其中芳烃含量为40～80%；用煤柴油为裂解原料时，裂解汽油产率约为24%，其中芳烃含量达45%左右。 裂解汽油除富含芳烃外，还含有相当数量的二烯烃、单烯烃、少量直链烷烃和环烷烃以及微量的硫、氧、氮、氯及重金属等组分。 裂解汽油中的芳烃与重整生成油中的芳烃在组成上有较大差别。首先裂解汽油中所含的苯约占 C6～C8芳烃的 5 0%，比重整产物中的苯高出约5～8%，其次裂解汽油中含有苯乙烯，含量为裂解汽油的3～5 %，此外裂解汽油中不饱和烃的含量远比重整生成油高。 二、裂解汽油加氢精制过程 由于裂解汽油中含有大量的二烯烃、单烯烃。因此裂解汽油的稳定性极差，在受热和光的作用下很易氧化并聚合生成称为胶质的胶粘状物质，在加热条件下，二烯烃更易聚合。这些胶质在生产芳烃的后加工过程中极易结焦和析碳，既影响过程的操作，又影响最终所得芳烃的质量。硫、氮、氧、重金属等化合物对后序生产芳烃工序的催化剂、吸附剂均构成毒物。所以，裂解汽油在芳烃抽提前必须进行预处理，为后加工过程提供合格的原料。目前普遍采用催化加氢精制法。 1．反应原理 裂解汽油与氢气在一定条件下，通过加氢反应器催化剂层时，主要发生两类反应。首先是二烯烃、烯烃不饱和烃加氢生成饱和烃，苯乙烯加氢生成乙苯。其次是含硫、氮、氧有机化合物的加氢分解（又称氢解反应），C—S、C—N、C—O键分别发生断裂，生成气态的H2S、N H3、H2O以及饱和烃。例如： 金属化合物也能发生氢解或被催化剂吸附而除去。加氢精制是一种催化选择加氢，在
汽油加氢装置改造过程的HSE管理(2021年)
( 安全技术 ) 单位：_________________________ 姓名：_________________________ 日期：_________________________ 精品文档 / Word文档 / 文字可改 汽油加氢装置改造过程的HSE管 理(2021年) Technical safety means that the pursuit of technology should also include ensuring that people make mistakes
汽油加氢装置改造过程的HSE管理(2021 年) 2004年4月，石家庄炼油化工股份有限公司100×104t/a汽、柴油加氢精制装置顺利开工、投产。由于该加氢装置已完全满足生产任务，公司决定将原有的60×104t/a加氢装置改造为催化重汽油选择性加氢脱硫装置。装置改造成功后，可处理重汽油32×104t/a，处理后汽油硫含量将有较大幅度降低，可完全满足欧Ⅱ质量标准，是一项环保改造项目。 为了使整个改造工程安全、如期完成，我们进行了HSE管理，通过预先运用危险源辨识和风险评价以及环境因素识别，辨识出改造施工过程中风险度较大的危险源以及重要环境因素，制定相应的安全措施，确保了装置改造过程的施工安全。 1、32×104t/a汽油加氢装置改造工程概况
根据工艺的要求，本次改造后的流程基本没有变化，增加一套紧急停车控制系统ESD。中控室部分和DCS控制系统利旧不变。原装置的仪表需要更新的，其型号均和过去保持一致。主要设备大部分都利旧，这些设备必须按照《在用压力容器检验规程》的要求进行检验，满足要求后方可使用。因操作条件改变，此次新增一台重汽油产品水冷器（E-305），增上一台原料泵（泵301/3），原有的控制阀和手阀控制改为完全自动控制，工艺管线做相应的改动，催化剂进行更换。此工程吊装、动火交叉作业频繁，参与作业人员多，西临正在运行的100×104t/a加氢装置，其稳定系统、含硫污水线、汽油线及汽油不合格线、污油线，高低压酸性气线、放空线、循环水线运行的100×104t/a加氢装置正在使用，给运行装置的安全生产和施工带来很大的困难。 2、装置常规检修和改造过程中危害识别和环境因素识别 2.1运用HSE管理方法开展风险评价 在施工前期，我们遵循科学性、系统性、综合性、实用性的原则对PSA装置拆除和恢复过程中的危害和环境因素进行了识别，评
焦化汽油加氢技术
防止装置压降增加过快的焦化汽油加氢技术 1 前言 焦化汽油加氢后可做乙烯、重整和合成氨的原料，因此，焦化汽油加氢为这些工业拓宽了原料来源，特别是随着我国乙烯工业的发展，乙烯原料紧张，焦化汽油加氢既为乙烯工业增加了原料又为劣质的焦化汽油派上用场，所以焦化汽油加氢装置和加工能力在不断增加。在焦化汽油加氢技术发展过程中，曾由于对焦化汽油加氢过程的特点认识不充分，技术上存在缺陷，造成焦化汽油加氢装置床层及系统压降增加过快。需要频繁的进行停工处理，连续开工周期短。长春惠工净化工业有限公司针对焦化汽油加氢过程中存在的问题进行研究，从2001年开始到现在，经过近10年的不懈努力，开发出一整套防止装置压降增加过快的焦化汽油加氢技术，这些技术包括：（1）焦化汽油加氢活性高、反应启动温度低的焦化汽油加氢专用催化剂；（2）容污能力强的保护剂系列及级配装填技术；（3）防止装置压降增加过快的工艺技术。实践证明，综合运用这些技术能有效防止焦化汽油加氢装置压降增加过快，延长连续运转周期。 2 焦化汽油加氢专用催化剂 2.1催化剂的开发 焦化汽油加氢装置床层压降增加过快的主要原因是床层顶部结盖。焦化汽油中含有约50﹪（v﹪）烯烃，同时还含有少量二烯烃。烯烃、特别是二烯烃聚合是形成结盖固体物质的重要原因之一。降低反应器入口温度可以减少二烯烃聚合。焦化汽油加氢反应热大，床层总温升可达100℃以上，所以焦化汽油加氢反应器入口温度降到200℃左右，依靠反应热升高床层温度可以使精制深度达到要求，关键是制备出能在200℃左右启动焦化汽油加氢反应的催化剂。根据焦化汽油加氢反应的特点，烯烃加氢反应是主反应，而且反应热大，通过活性金属的合理组合，优化原子配比，使催化剂具有很强的加氢饱和能力，同时兼顾脱硫脱氮。长春惠工净化工业有限公司开发出焦化汽油加氢专用催化剂，牌号为HPH-06，使用HPH-06催化剂，反应器入口温度最低为200℃，比其它应用在焦化汽油加
裂解汽油加氢第二章操作指南
第二章操作指南 2.1一段反应器系统 控制目标：一反加氢汽油苯乙烯含量：≤0.4%，双烯值：≤1.5。 相关参数：进料量、入口温度、床层温度、内循环量 控制方式：来自乙烯装置和贮罐40-T-106A/B的粗裂解汽油首先通过流量阀F17002控制进入聚结器(10-V-704)脱除夹带的水,然后进入DＰG一段进料缓冲罐(10-V-705). DＰG进料缓冲罐（10-V-705）具有缓冲反应器(10-R-701A/B)进料流量和组成发生波动的能力,在操作条件发生变化或受到干扰时，能够使操作人员能够采取正确措施. 缓冲罐（10-V-705）在压力控制阀Ｐ7001A/B控制氮封压力下进行操作.反应器进料是通过流量控制阀F17004A/B控制的，缓冲罐设有液位指示器LI-17502 和液位报警，缓冲罐底部要定期检查有没有游离水的存在，若有须及时脱水。 在一段反应器10-R-701A/B中，粗裂解汽油在低温液相下被加氢。粗裂解汽油与液相循环物料混合后进入一段反应器10-R-701A/B中，氢气由压力控制阀Ｐ17002A/B控制进入一段反应器，在一段反应器内二烯烃、苯乙烯、炔及其他非稳定组分被选择性加氢，来自一段的加氢产品几乎是一个烯烃和石腊的混合物。 随着操作的进程，由于胶质和聚合物在催化剂活性表面上不断积累，使催化剂的活性下降，当活性下降到最高入口操作温度达110℃时，产品质量不能够达到要求时，催化剂必须再生。 一段反应器催化剂的暂时性毒物如:游离水和硫，都能影响催化剂活性，因此操作时要避免游离水进入一段反应器。重金属如：铅能使一段反应器催化剂永久性中毒，但硫中毒使催化剂活性消失可以通过催化剂再生来恢复。 一段反应器中温度的偏差是很小的，然而反应在超温下操作结果会产生温度偏差，这种误操作可以导致芳香族的加氢，它是一个高的放热反应，正常情况下，芳香族是不反应的，当设备中放入新的高活性的催化剂时，出现温度偏差的可能性很大，但此后随着加工时间的积累，这种可能性在递减,当装有新催化剂反应器在开工时，要仔细观察反应器床层温升，如发生温度偏差，装置就要停车。 在操作中，一段反应器的入口操作温度是最重要的操作变量，反应器的入口温度正常调节是产品质量的保证，产品质量通过对苯乙烯含量和双烯值的分析来测定，要调节入口温度以保持二段反应器进料中苯乙烯的含量小于0.4％（wt），二段进料中的双烯值还需小于1.5，双烯值的测试既麻烦，可靠性小，因此苯乙烯含量的测定分析将作为一段反应器性能的更精确的指示。 若一段反应器产品苯乙烯含量超过规范要求，反应器入口温度将要增加，通常入口温度调节1℃，当入口温度过高时，易产生反应器温度偏差，因此要避免在过高的入口温度下操作。 一段反应器加氢过的产品循环起双重作用，一是调节新鲜物料经一段反应器加H2反应放热所引起的温升，二是具有洗涤作用，使催化剂的污染减小到最小。 一段反应器催化剂床层的温升不应超过大约52℃，通常大约是30--50℃，循环液对新鲜进料的
汽油加氢装置改造过程的HSE管理
管理制度参考范本 汽油加氢装置改造过程的HSE管理B
I时'间H 卜/ / 1 / 7 ..胆■
20xx年4月，石家庄炼油化工股份有限公司100Xl04t/a汽、柴 油加氢精制装置顺利开工、投产。由于该加氢装置已完全满足生产任务，公司决定将原有的60X 104t/a加氢装置改造为催化重汽油选择性 加氢脱硫装置。装置改造成功后，可处理重汽油32X 104t/a ，处理后汽油硫含量将有较大幅度降低，可完全满足欧n质量标准，是一项环保改造项目。为了使整个改造工程安全、如期完成，我们进行了HSE 管理，通过预先运用危险源辨识和风险评价以及环境因素识别，辨识 出改造施工过程中风险度较大的危险源以及重要环境因素，制定相应加氢装置改造工程概况根据工艺的要求，本次改造后的流程基本没有变化，增加一套紧急停车控制系统ESD中控室部分和DCS空制系统 的安全措施，确保了装置改造过程的施工安全。1、32 X 104t/a 汽油利旧不变。原装置的仪表需要更新的，其型号均和过去保持一致。主要设备大部分都利旧，这些设备必须按照《在用压力容器检验规程》的要求进行检验，满足要求后方可使用。因操作条件改变，此次新增一台重汽油产品水冷器（E-305）,增上一台原料泵（泵301/3 ），原有的控制阀和手阀控制改为完全自动控制，工艺管线做相应的改动，催化剂进行更换。此工程吊装、动火交叉作业频繁，参与作业人员多，西临正在运行的100X 104t/a 加氢装置，其稳定系统、含硫污水线、汽油线及汽油不合格线、污油线，高低压酸性气线、放空线、循环水线运行的100X 104t/a 加氢装置正在使用，给运行装置的安全生产和施工带来很大的困难。
乙烯裂解汽油加氢装置设计
乙烯裂解汽油加氢装置 设计 Company number：【0089WT-8898YT-W8CCB-BUUT-202108】
乙烯裂解汽油加氢装置设计难点浅析 XXXXX ） 摘要：简要介绍了镇海炼化乙烯工程中70×104 t/a裂解汽油加氢装置的工艺特点，重点分析了装置中脱碳五塔、脱碳九塔、二段进料换热器、塔九加氢反应器的设计难点，通过分析比较，寻找适合镇海裂解汽油加氢装置的设计方案。 关键词：裂解汽油加氢脱碳五塔脱碳九塔二段进料换热器塔九加氢反应器设计难点1 镇海裂解汽油加氢装置简介 概述 镇海炼化裂解汽油加氢装置是镇海炼化100×104 t/a乙烯工程中的配套装置之一。本装置采用中国石化工程建设公司（SEI）的裂解汽油加氢工艺技术，加工乙烯装置副产的粗裂解汽油，生产C6～C8加氢汽油，为芳烃抽提装置提供原料，处理能力为70×104 t/a。 在国内乙烯裂解汽油加氢工艺技术中，技术专利商有很多家，但是工艺流程大同小异，分为全馏分加氢和中心馏分加氢两种工艺。本装置按中心馏分加氢设计，采用三塔三反流程，即脱碳五塔系统、脱碳九塔系统、碳九加氢系统、一段加氢系统、二段加氢系统和稳定塔系统。经过两段加氢后得到加氢汽油（C6～C8中心馏分）作下游乙烯芳烃抽提装置原料，副产品C5不加氢直接出装置，C9可经过一段加氢或不加氢作为产品出装置。 裂解汽油的主要组成 镇海炼化100×104 t/a乙烯的原料方案，共有三种，分别为CASE1、CASE1A、CASE2。ABB Lmmus公司模拟的裂解组成中，粗裂解汽油的组成分布见表1。
表1 粗裂解汽油组成 % 一般而言，在C5馏分中双烯烃（双环戊二烯、异戊二烯、间戊二烯）约占％，在C8馏分中苯乙烯占％，在C9+馏分中甲基苯乙烯、双环戊二烯占％。这些组分都是极易自聚的物质。
催化汽油加氢脱硫技术简介
催化汽油加氢脱硫技术简介 摘要：本文介绍了国内外催化汽油加氢脱硫技术的工艺以及工业进展情况，并针对国内催化汽油的特点，对我国的加氢脱硫技术提出了建议。 关键词：催化汽油加氢脱硫工艺特点 Technology progress of FCC gasoline hydrodesulphurization Abstract: The main purpose of this article is to introduce different technological features of FCC gasoline hydrodesulphurization technology both at home and abroad, and put forward proposal for domestic development. Key words: FCC gasoline; hydrodesulfurization; technological features 汽油低硫化是一种发展趋势，限制硫含量是生产清洁燃料和控制汽油排放污染最有效的方法之一。目前我国成品汽油的主要调和组分有催化裂化汽油、催化重整汽油、烷基化汽油、异构化汽油等，其中的催化裂化汽油占我国成品汽油的80%以上，因此，如何有效地控制催化汽油的硫含量是控制成品汽油硫含量的关键。与国外汽油相比，我国的催化裂化汽油基本呈现两高两低的特点（高硫高烯烃，低芳烃低辛烷值），由于烯烃是辛烷值比较高的组分，因此如何在脱硫的同时尽量保持烯烃不被饱和，就成了催化汽油加氢脱硫的研究重点。以下便是对国内外的几家选择性加氢脱硫技术的简要介绍。 1．Prime G+技术： AXENS的Prime-G+是在Prime-G的基础上发展起来的，采用固定床双催化剂的加氢脱硫技术。该技术能够在保证脱硫的同时尽量减少烯烃的饱和。其工艺流程包括：全馏分选择性加氢（SHU）及分馏，重汽油选择性加氢脱硫（HDS）。在全馏分加氢过程中，发生以下反应： ● 二烯烃的加氢 ●反式烯烃异构为顺式烯烃 ●轻硫醇及轻硫化物与烯烃发生硫醚化反应转化成较重的硫化物 在SHU过程中，硫醇、轻硫化物和二烯烃含量降低，但总硫量并不降低，仅把轻硫化物转化成重硫化物，无H2S生成，烯烃不被饱和，所以产品辛烷值不损失，SHU后经分馏可以生产低硫和无硫醇的轻石脑油，硫醚化生成的重质硫化物在分馏的时候留在重质汽油中[1]。 重质汽油去后续的选择性加氢（HDS）单元，该单元是在保证高的脱硫水平下控制烯烃饱和率尽量低。该工艺采用了两种催化剂，通过第一种催化剂完成了大部分的脱硫反应，由于催化剂的脱硫率高、选择性好，烯烃饱和量少；第二种催化剂只是降低硫醇含量而没有烯烃饱和，通过两种催化剂的作用，在脱硫的同时保证了辛烷值损失在可允许范围内。其示意流程图如下： Prime G+的特点是：催化裂化全馏分汽油，脱硫率可以达到98%，能够满足硫含量低于10ppm 的超低硫规格。烯烃饱和少，汽油辛烷值损失小，液收率高，同步脱臭，不需要另外进行脱臭操作。该工艺目前在世界范围内应用最广。2008年奥运会之前，中石油大港石化分公司和锦西石化分公司就分别采用了一套Prime G+技术。大港石化分公司加氢脱硫后的汽油硫含量小于
汽油的加氢精制技术
汽油的加氢精制技术 一、石脑油加氢精制技术 石脑油做为重整进料时，由于其含有的S、N、As等杂质远远高于重整装置进料要求，因此需要对石脑油进行预加氢处理。 石脑油预加氢技术主要有以下几个方面： 1、低压预加氢技术 我国重整装置开始时采用的是单铂催化剂，后来发展为双（多）金属催化剂，操作压力较低，在反应压力较低的情况下，石油化工科学研究院开发了高活性的重整预加氢催化剂，在压力低、空速高的的操作条件下可以得到合格的重整进料。 2、掺炼二次加工石脑油，扩大重整原料来源 面对直馏石脑油作为重整原料越来越紧张的形势，各炼厂不得不在重整装置进料中掺入部分比例的的二次加工石脑油，这种石脑油的硫、氮及其它杂质含量均较高。面对性质越来越差的重整进料，就需要开发活性更高的催化剂。 二、石脑油加氢脱砷技术 砷化物是石油加工过程中的有害毒物，极少量的砷化物即可造成催化剂活性迅速下降，甚至引起催化剂永久性失活。石油加工各工艺也都对其进料砷含量做了严格规定，比如重整进料砷含量要求<1ppb，乙烯裂解原料要求砷含量<20ppb。 普通的加氢催化剂作为脱砷剂时，催化剂砷容量较低，而且使用寿命短，使用后的砷废弃物不易处理，容易造成环境污染。针对这一问题，石油化工科学研究院开发了系列加氢脱砷催化剂系列：RAs-2B、RAs-3、RAs-10、RAs-20，这些催化剂具有脱砷活性高、砷容量大的优点。 三、催化裂化汽油选择性脱硫和加氢异构脱硫降烯烃技术 汽油中硫含量高低决定着汽车尾气硫化物排放的多少，同时烯烃含量高容易引起汽油燃烧不完全，未完全燃烧的碳氢化合物随汽车尾气排至大气，引起大气污染。因此降低汽油中硫含量及烯烃含量对环境保护有着重要意义。 1、OCTGAIN技术 Mobil公司开发的OCTGAIN技术分为两段：加氢精制＋辛烷值恢复。其特点是脱除硫，饱和烯烃的同时，辛烷值不降低。
乙烯裂解汽油加氢装置设计
乙烯裂解汽油加氢装置设计难点浅析 XXXXX ） 摘要：简要介绍了镇海炼化乙烯工程中70×104t/a裂解汽油加氢装置的工艺特点，重点分析了装置中脱碳五塔、脱碳九塔、二段进料换热器、塔九加氢反应器的设计难点，通过分析比较，寻找适合镇海裂解汽油加氢装置的设计方案。 关键词：裂解汽油加氢脱碳五塔脱碳九塔二段进料换热器塔九加氢反应器设计难点 1 镇海裂解汽油加氢装置简介 1.1 概述 镇海炼化裂解汽油加氢装置是镇海炼化100×104 t/a乙烯工程中的配套装置之一。本装置采用中国石化工程建设公司（SEI）的裂解汽油加氢工艺技术，加工乙烯装置副产的粗裂解汽油，生产C6～C8加氢汽油，为芳烃抽提装置提供原料，处理能力为70×104 t/a。 在国内乙烯裂解汽油加氢工艺技术中，技术专利商有很多家，但是工艺流程大同小异，分为全馏分加氢和中心馏分加氢两种工艺。本装置按中心馏分加氢设计，采用三塔三反流程，即脱碳五塔系统、脱碳九塔系统、碳九加氢系统、一段加氢系统、二段加氢系统和稳定塔系统。经过两段加氢后得到加氢汽油（C6～C8中心馏分）作下游乙烯芳烃抽提装置原料，副产品C5不加氢直接出装置，C9可经过一段加氢或不加氢作为产品出装置。 1.2 裂解汽油的主要组成
镇海炼化100×104 t/a乙烯的原料方案，共有三种，分别为CASE1、CASE1A、CASE2。ABB Lmmus公司模拟的裂解组成中，粗裂解汽油的组成分布见表1。 表1 粗裂解汽油组成%
一般而言，在C5馏分中双烯烃（双环戊二烯、异戊二烯、间戊二烯）约占63.5％，在C8馏分中苯乙烯占33.2％，在C9+馏分中甲基苯乙烯、双环戊二烯占25.6％。这些组分都是极易自聚的物质。 1.3 裂解汽油加氢装置的主要流程 从乙烯裂解装置来的粗裂解汽油先后进入脱碳五塔、脱碳九塔，分别脱去C5-轻组分、C9+重组分，中心馏分（C6～C8）进入一、二段加氢反应系统进行加氢，最终得到合格的加氢汽油产品。脱碳九塔塔釜的C9+重组分，进入碳九加氢系统，得到加氢的碳九副产品，见图1。 8 图1 裂解汽油加氢装置流程 2 镇海裂解汽油加氢装置的主要设计难点 2.1 脱碳五塔和脱碳九塔的设计 在裂解汽油组分中，含有大量双烯烃（双环戊二烯、异戊二烯、间戊二烯）、苯乙烯、甲基苯乙烯、双环戊二烯等极易自聚的物质，这就给脱碳五塔和脱碳九塔的设计和实际生产
裂解汽油加氢装置的工业应用及优化
龙源期刊网 https://www.wendangku.net/doc/468528599.html, 裂解汽油加氢装置的工业应用及优化 作者：刘慧 来源：《中国科技博览》2015年第30期 [摘要]近年来随着国内乙烯产品供需矛盾的日益严重，我国的乙烯工业得到了前所未有的发展，乙烯产量逐年提高。本文结合目前设备的发展情况和中石油的战略发展规划，设计优化裂解汽油加氢装置。通过对现有工艺的研究发现其中的不足，并加以改进；用较少的资金投 入使产品的生产技术水平大幅度提高，产品规模和产品质量也显著提高，为企业降低成本、扭亏为盈奠定坚实基础；为企业的进一步发展提供必要的保证。 [关键词]乙烯，裂解汽油加氢；工业；优化设计 中图分类号：TE624.43 文献标识码：A 文章编号：1009-914X（2015）30-0324-01 裂解汽油是乙烯蒸汽裂解的重要副产物，裂解原料的裂解是不同的，它的产量也会有不同的变化。一般来说，收益率大约一半或更多的乙烯裂解汽油中含有一种重要的化工原料苯，甲苯，二甲苯，以及不饱和烃，以及一些碳氢化合物的含N，S，0由于这些不饱和烃的存在， 光和热的作用下，容易发生聚合树脂积聚，也是整理过程中会妨碍芳烃溶剂萃取处理后的裂解汽油。成分中还含有硫等杂质，氮，氧等化合物，这些物质的存在会加速胶质和硫化物的生成也影响抗震性能必须氢化石油产品烯烃成为饱和烃，从裂解汽油加氢装置系统的排放起着重要的作用。 一裂解汽油加氢工艺原理 对裂解汽油加氢装置的工艺流程可分为两类，即，中央部分和全馏分加氢流程。程。中间馏分油加氢单元分为三个部分：预分馏系统，反应系统的稳定性系统。加氢过程中裂解汽油首先进入脱戊烷塔的中心。加氢精制反应器的两阶段，双烯烃脱除单烯烃，氧，硫，氮等杂质。最后进入稳定的系统，在硫化氢汽提塔HZS气体去除后为原料，芳烃装置。全馏分加氢工艺是类似于中央馏分油加氢工艺，主要区别在于全馏分汽油加氢过程中的加氢的加氢精制提炼，然后分为CS和CS一C6馏分中央部分，C9以上分数。CS部分氢化后可以返回乙烯装置循环开裂，CS C6心如芳烃萃取组分的原料，超过C9馏分可作为冲洗油裂解气压缩机。从出生生产情况，焦化装置的运行周期，催化剂，加氢处理完全抑制中心馏分加氢工艺。 二裂解汽油加氢装置 四塔二反应过程企业裂解汽油加氢装置，中间馏分加氢C5和C9，无氢加氢，全馏分加氢三个条件，即前脱碳五塔，脱碳九塔，加氢反应器和脱碳五塔，第二段加氢反应器，稳定塔。原油裂解汽油脱碳五塔、脱碳九塔分别为C5和C9馏分去除后，进行液相加氢反应加氢反应 器中心后分数和混合分数，后脱碳五塔脱除氢馏分加入后，经过加氢反应器的第二阶段进一步
乙烯裂解汽油加氢装置设计难点浅析
乙烯裂解汽油加氢装置设计难点浅析 罗安源 （中国石油化工股份有限公司镇海炼化分公司综合管理处） 摘要：简要介绍了镇海炼化乙烯工程中70×104t/a裂解汽油加氢装置的工艺特点，重点分析了装置中脱碳五塔、脱碳九塔、二段进料换热器、塔九加氢反应器的设计难点，通过分析比较，寻找适合镇海裂解汽油加氢装置的设计方案。 关键词：裂解汽油加氢脱碳五塔脱碳九塔二段进料换热器塔九加氢反应器设计难点 1 镇海裂解汽油加氢装置简介 1.1 概述 镇海炼化裂解汽油加氢装置是镇海炼化100×104 t/a乙烯工程中的配套装置之一。本装置采用中国石化工程建设公司（SEI）的裂解汽油加氢工艺技术，加工乙烯装置副产的粗裂解汽油，生产C6～C8加氢汽油，为芳烃抽提装置提供原料，处理能力为70×104 t/a。 在国内乙烯裂解汽油加氢工艺技术中，技术专利商有很多家，但是工艺流程大同小异，分为全馏分加氢和中心馏分加氢两种工艺。本装置按中心馏分加氢设计，采用三塔三反流程，即脱碳五塔系统、脱碳九塔系统、碳九加氢系统、一段加氢系统、二段加氢系统和稳定塔系统。经过两段加氢后得到加氢汽油（C6～C8中心馏分）作下游乙烯芳烃抽提装置原料，副产品C5不加氢直接出装置，C9可经过一段加氢或不加氢作为产品出装置。 1.2 裂解汽油的主要组成
镇海炼化100×104 t/a乙烯的原料方案，共有三种，分别为CASE1、CASE1A、CASE2。ABB Lmmus公司模拟的裂解组成中，粗裂解汽油的组成分布见表1。 表1 粗裂解汽油组成%
一般而言，在C5馏分中双烯烃（双环戊二烯、异戊二烯、间戊二烯）约占63.5％，在C8馏分中苯乙烯占33.2％，在C9+馏分中甲基苯乙烯、双环戊二烯占25.6％。这些组分都是极易自聚的物质。 1.3 裂解汽油加氢装置的主要流程 从乙烯裂解装置来的粗裂解汽油先后进入脱碳五塔、脱碳九塔，分别脱去C5-轻组分、C9+重组分，中心馏分（C6～C8）进入一、二段加氢反应系统进行加氢，最终得到合格的加氢汽油产品。脱碳九塔塔釜的C9+重组分，进入碳九加氢系统，得到加氢的碳九副产品，见图1。 8 图1 裂解汽油加氢装置流程 2 镇海裂解汽油加氢装置的主要设计难点 2.1 脱碳五塔和脱碳九塔的设计 在裂解汽油组分中，含有大量双烯烃（双环戊二烯、异戊二烯、间戊二烯）、苯乙烯、甲基苯乙烯、双环戊二烯等极易自聚的物质，这就给脱碳五塔和脱碳九塔的设计和实际生产
催化汽油加氢装置操作规程
催化汽油加氢装置操作规程
版本更新记录
本规程是针对我公司新建XX/年催化汽油加氢装置而编写的，是暂行版本。主要是为了新建XX/年催化汽油加氢装置首次试车开停工、日常操作及事故处理提供操作依据。本操作规程的内容及编写格式是按照我公司生产装置操作规程管理程序D版（Q/SY DS G 113—2011）的要求进行编写，同时参考了基础设计相关内容及国内同类装置操作规程。本规程为装置运行的基础资料，与之配套的还有操作卡及工艺卡片。其中的规定如有与操作卡和工艺卡片冲突，以具有时效性的操作卡和工艺卡片为准。 本规程可作为职工培训教材。 本规程执行XX石化分公司企业标准。 本规程由XX石化分公司科技信息处归口管理。 本规程起草单位：炼油厂汽油加氢项目组。 本规程于2014年7月完成第一次编写。
第一章工艺技术规程 (1) 1.1 装置概况 (1) 1.2 工艺指标 (7) 第二章操作指南 (20) 2.1预加氢部分操作指南 (20) 2.2分馏塔操作指南 (25) 2.3加氢脱硫反应部分操作指南 (29) 第三章开工规程 (33) 3.1开工统筹图 (33) 3.2开工步骤 (33) 第四章停工规程 (131) 4.1停工统筹图 (131) 4.2 停工步骤 (131) 第五章专用设备操作规程 (159) 5.1 新氢压缩机K-3001A/B开机操作 (159) 5.2. 新氢压缩机K-3001A/B停机操作 (168) 5.3 新氢压缩机K-3001A/B切换操作 (171) 5.4 循环氢压缩机K-3002A/B开机操作 (191) 5.5 循环氢压缩机K-3002A/B停机操作 (201) 5.6 循环氢压缩机K-3002A/B切换操作 (205) 5.7 往复式压缩机机中体切液操作 (226) 5.8 压缩机油站润滑油过滤器切换操作 (226) 5.9加热炉的启用、停用、烘炉操作 (227) 第六章基础操作规程 (245) 6.1 机泵的开、停与切换操作 (245) 6.2 冷换设备的投用与切除 (279) 6.3 关键部位取样操作程序及注意 (283) 6.4 预处理罐的停用、投用 (287) 6.5 三剂化学品的配制、加注 (291) 6.6关键设备切液操作 (293) 第七章事故处理规程.......................................................................................................... 错误！未定义书签。 7.1 事故处理原则 ......................................................................................................... 错误！未定义书签。
《80万吨_年汽油加氢装置改造项目及30万吨_年轻汽油醚化装置项目电仪施工技术方案》
《80万吨_年汽油加氢装置改造项目及30万吨_年轻汽油醚化装置项目电仪施工技术方案》
电仪施工方案 编制人： 审核人： 批准人： 中石化工建设有限公司 2012年07月14日
目录 一、工程概况和编制依据 (2) 二、电气施工 (5) 三、仪表施工.................................................................................. . (18) 四、雨季施工技术措施 (34) 五、质量保证措施 (37)
六、安全防护的保证措施 (45) 七、文明施工措施 (51) 八、环境保护措施...................................................................... .. (55) 九、成品保护措施.............................................................. .. (60) 第一章工程概况和编制依据 一. 工程概况
1．工程名称：80万吨/年汽油加氢装置改造项目及30万吨/年轻汽油醚化装置项目 2．工程地址：山东昌邑石化厂区内 3．工程范围：电气及仪表安装工程。 4．工程质量标准：优良。 5．工程量范围 ⑴电气工程：变配电工程、电动配线工程、照明工程、接地工程组成。 ⑵仪表工程：仪表控制工程、控制电缆敷设工程、远传仪表及就地仪表安装工程、盘柜校接线工程、接地工程组成。 6. 主要工程量 ⑴电气工作量：电缆桥架安装、照明安装、动力及其它控制盘柜安装、电机操作柱安装、电力电缆安装、电机检查接线、照明灯具安装、接地极安装、接地线安装等。 ⑵仪表工作量：槽式直通桥架安装、控制电缆保护管安装、气源管及引压管及伴热管安装、远程仪表及就地仪表安装、控制电缆敷设、仪表接线、盘柜校接线、及仪表联校等。
裂解汽油加氢催化剂应用成功
对脱疏废液处理工艺立项攻关，他们前期与北京化工大学合作，经过工业化实验等步骤，实现了从废液中提取液态NaSCN产品。但由于液态产品的市场准入标准与装车运输标准要求较高，他们又结合市场需求，后期与邯钢附企公司联合，将液态硫氰酸盐转为固态产品，成功生产出合格的固体硫氰酸钠产品。 焦化脱硫废液处理工艺改变了过去用蒸发法提取硫氰酸盐纯度低的缺点。除对脱硫废液进行深度氧化处理外，还可从废液中提取价值较高的固体硫氰酸盐产品，在增加收益的同时，彻底解决了原脱疏工艺生产过程中脱硫废液产生的污染问题，实现了清洁生产。 西南院N-甲酰吗啉技术 通过鉴定 中石化北京燕山分公司精苯装置抽提溶剂已连续7年使用西南化工研究设计院研制的N—甲酰吗啉，其产品纯度、吗啉含量等各项技术、质量指标均优于国外同类产品。 西南院申报的N-甲酰吗啉工艺的研究与开发项目通过四川省科技厅组织的鉴定。 从2001年至今，西南院已向中石化北京燕山分公司粗苯精制装置提供450多吨N—甲酰吗啉，使用结果显示：产品纯度高达99. 95％，水分、游离酸低于0.01％，游离吗啉低于 0.005％，为装置稳定运行提供了溶剂保证。 截至目前，西南院N-甲酰吗啉产品已成功应用到中石化、中石油、中海油、上海宝钢等近20家企业的芳烃抽提装置，占国内N—甲酰吗啉市场 85％份额，不仅替代了进口产品，还出口伊朗、印度、德国等国。世界最大单套苯精制装置——三维集团20万吨／年焦化苯加氢装置于2007年通过国际公开招标方式采购N—甲酰吗啉，将西南院N- 甲酰吗啉产品送经国外权威机构检测后认定，各项技术指标均优于欧美同类产品，西南院与世界500强巴斯夫竞标时一举中标。 今年5月，该装置一次试车成功，目前各项技术、质量指标同样优于国外同类产品。 据了解，1993年，西南院的国内惟一采用甲酸甲酯法生产 N-甲酰吗啉的实验室成果通过科技部组织的专家鉴定；1999年，该技术实现产业化；2002年，西南院获得科技部科研院所技术开发研究专项资金支持，建成全国惟一一套甲酸甲酯法生产N-甲酰吗啉工业示范生产装置，生产能力达到1200吨／年，并申请了国家专利。 另据了解，焦化粗苯精制是煤化工的基础技术之一，主要有酸洗法和加氢法两种工艺。前者早在上世纪60年代就已被发达国家淘汰，后者则代表着粗苯加工精制的发展方向。N-甲酰吗啉是焦化苯加氢精制的萃取溶剂，是保证精苯质量的关键，过去长期被国外大公司垄断。高质量的甲酰吗啉此前也一直被国外大公司垄断，国内所需甲酰吗啉完全依赖进口。 裂解汽油加氢催化剂应用 成功 石油化工研究院大庆化工研究中心研制的DZCⅡ-1裂解汽油二段加氢催化剂在抚顺石化乙烯厂裂解汽油装置平稳运转了近千小时。装置标定结果表明；在较高的操作负荷下，装置运行平稳，操作温度比原来所用催化剂降低20℃，完全满足装置要求。 随着乙烯产能的提高，乙烯裂解副产物裂解汽油的产量也日益增多。裂解汽油中含有单烯烃、硫、氮、氧以及重金属等。裂解汽油二段加氢催化剂主要是使裂解汽油中的单烯烃加氢成饱和烃，使氧、硫、氮等各种杂质加氢裂解为相应的烃、硫化氢、氨等被去除。为了满足裂解汽油二段的处理能力， -6-
汽油加氢装置气密方案
汽油加氢装置气密方案 一、气密目的 由于装置内几乎所有的流体都是易燃易爆物，为了避免物料进入装置后，因泄漏而引起火灾或爆炸，故在开车前对装置进行气密试验。 二、气密试验检查内容及方法 1、检查内容 气密时，必须对装置内的所有人孔、手孔、法兰、阀门压盖、阀杆、管接、液面计、流量计、压力表、温度表、倒淋阀、放空阀以及所有仪表引压管线根部阀进行检查。同时检查一些主要阀门的内漏情况（主要是指要求严密切断的阀）。 2、检查方法 用肥皂水喷洒在所检查部位，观察是否产生气泡，如无气泡则为合格。各系统密封点检查合格后，系统保压，以检查系统的内漏情况。 三、气密注意事项 1、各系统充压时一定要缓慢分步进行，每一步必须按要求进行检查、消漏，并保压，如无异常才能继续升压。 2、各系统严格执行气密压力，严禁超压。系统充压时，必须有专人监视压力，每一系统必须至少有两块测压表。 3、发现泄漏点时，必须做好明显的标志，消漏时系统必须泄压，严禁带压消漏。 4、高空作业时，必须戴好安全帽，系好安全带，放好随身携带的器具，防止高空坠落。 四、气密试验应具备的条件 1、所有设备、管道安装完毕，强度试验和系统清洗、吹扫结束。所有用于试压、吹扫等的临时管线已拆除。 2、所有仪表、调节阀、限流孔板、流量计等已安装就位 3、气密所需的气源具备供应条件。 4、各反应器的催化剂已装填完毕。 5、气密所需的脚手架已搭好。 6、所有检查点处于裸露状态。 7、投用装置的安全阀。
8、气密所需的工器具（肥皂水，小桶，气密瓶，管钳，F扳手和用于检查的白口罩）已准备齐全。 五、气密系统的划分及其气密压力的确定 气密系统及气密压力划分表 六、气密操作步骤 1、D80801系统气密操作 （1）、参照P&ID图FREP201-2010-PE-DW-8001、8002及气密操作方法，利 用氮气介进行气密操作。 （2）、关闭系统内所有的设备排污油线、污水线的阀门，关闭系统内所有高 点放空阀、低点倒淋阀。 （3）、关闭下列阀门：自罐区来粗裂解汽油线（150-P80001）界区阀门，自 抽余油线（80-P80061）界区阀 E40432来粗裂解汽油线（150-P80060）阀门，C 6 门，C 抽余油返回线（80-P80065）阀门，P80820A/B泵出口去D80801罐线6