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加氢精制装置H2S污染问题探讨及对策

李国军李婉

（中国石油抚顺石化公司石油一厂新区加氢车间）

摘要：本文介绍了加氢精制装置H2S产生途径及处理对策。加氢精制装置的H2S产生于正常生产过程和催化剂预硫化过程。在正常生产过程中产生于油品中有机含硫化合物的加氢反应所生成的H2S；加氢装置均采用固定床反应器，存在装置催化剂开工需要予硫化问题，在预硫化的过程中也产生大量的H2S，对环境造成很大危害。在日常生产中总结加氢精制的生产特点和多年来积累的宝贵经验对加氢精制装置进行一系列改造。目的是在各单元减少或消除外排H2S，使装置实现绿色环保和本质安全。

关键词：加氢精制 H2S污染预硫化

概述

加氢精制是在氢气和催化剂的存在下，在一定的温度、压力操作条件下，油品中的有机含硫、含氮和含氧化合物以及金属有机化合物发生氢解反应，安定性不好的不饱和烃得到不同程度的饱和反应。

加氢精制的目的，是在不改变原料质量的主要指标的情况下，将非烃类物质含有的杂原子硫、氮、氧分别转化为硫化氢(H2S)、氨（NH3）、水（H2O），有机金属化合物转化为金属硫化物而加以脱除，稀烃、多环芳烃加氢饱和反应其主体部分生成相应的烃类。改进产品的颜色、气味、安定性，降低稠环芳烃含量，以满足用户的要求。

1加氢精制过程H2S的产生途径：

1.1正常生产过程

原料进入反应器，在氢气和催化剂的存在下，油品中有机含硫化合物发生氢解，生成H2S，其中绝大部份随低分气进入加热炉燃烧生成SO X。少部份由汽提塔经脱硫处理后排入大气。

1.2催化剂预硫化

加氢装置均采用固定床反应器，普遍存在装置催化剂开工需要予硫化问题，以便提高催化剂活性稳定性，普遍采用湿法硫化催化剂方法，使用直馏灯油或柴油馏分做为载体油，将硫化剂带入反应系统，通过有效控制载体油进料流量，达到控制反应起床层温升不大于40℃目的，随着硫化温度提高，反应生成大量硫化氢气体存在系统中，在循环氢流量近似10000Nm3/h系统中，分析硫化氢气体浓度最大4-5%（v%）,低压分离器自产瓦斯200Nm3/h 硫化氢气体浓度2-3%（v%），原料缓冲罐顶挥发气体硫化氢气体浓度4000-5000ppm，在装置硫化过程中，特别是硫化温度在260℃以上，循环氢缓冲罐、低压分离器缓冲罐、原料缓冲罐顶，在定期脱液操作中，油中溶解部分硫化氢气体，无论系统中气体携带硫化氢气体，还是在该温度压力条件下，油中溶解硫化氢气体，不采用正确方法进行解决，泄漏环境中硫化氢气体，会造成周围环境较大污染，在整个装置硫化操作中，容易造成人员中毒，引发重大安全环保问题。

加氢精制装置富含H 2S 工艺物流一览表

循环氢

低分器自产瓦

斯

原料缓冲罐顶挥发

气体

装置定期脱液

流量 Nm 3/h 10000 200 200 0.2 H 2S 浓度 4-5%（v%）

2-3%（v%）

4000-5000ppm

0.86mg/L

物流流向

系统内循环，当H 2S ＞100ppm 时放瓦斯系统燃烧

进加热炉燃烧进入

JX-4A

脱液系统

进入密闭脱液

系统

2解决加氢精制过程H 2S 的对策：

2.1采用环保型催化剂

选用抚顺石化研究院研制开发的FV-20载硫型催化剂,该催化剂与传统催化剂相比较为环保，优点是不需要外引硫化剂。在催化剂制备过程中,计算出催化剂予硫化过程所需要硫的数量,并将其担附载在催化剂微孔中。当硫化温度提高至200℃左右, 担附在催化剂微孔中硫化剂开始分解反应生成硫化氢气体,提供了硫化反应的必要条件,避免了硫化剂装卸以及注入系统操作中的安全环保风险,同时省掉催化剂氮气干燥所需的2天时间,将装置催化剂予硫化时间缩短为24小时,从根本上降低了安全环保风险，并且节约了资源。.

2.2采用密闭脱液系统

2005年装置检修期间,将装置各减油系统操作全部改至放空罐火炬系统,实现装置减油携带硫化氢气体密闭操作,改造增加装置硫化期间临时开工线,原料缓冲罐顶挥发冷凝液体减入放空罐火炬系统, 增加放空罐存油对接污油罐出口管线,即污油泵入口管线,保证硫化油捣送密闭操作要求，硫化操作期间,低压分离器自产瓦斯改在放空系统操作,全面实现装置无论气体，还是油中硫化氢气体排放火炬燃烧。其反应方程式为：

H 2S+O 2→SO X +H 2O

只要保证装置气密性,就能从根本上保证装置硫化期间环境问题。详见改造后流程图（图1）

2.3原料缓冲罐顶增设JX-4A 脱硫系统增加装置原料缓冲罐顶原硫化流程为：

原料缓冲罐→E-205（真空罐）→脱硫罐→P-203（真空泵）→大气排空

JX-4A 脱硫系统要求脱硫罐高径比为1：3，装入量为：2-4吨，使用效果：入口1200ppm,出口降至0ppm 。反应机理：

Fe 3O 4+H 2S →Fe 2S 3+H 2O

从原流程可以看出原料缓冲罐顶冷凝液经过大气脚及D-207分水箱水洗及小苏达中和，污油在水箱中密闭存放，或许会对环境造成微小影响。下周期装置硫化对该硫化流程进行优化，新增D-223分液罐，改造流程为：

该流程投用后完全意义实现装置硫化期间各点密闭操作。若装置无泄漏，对环境不会造成任何影响。

在装置硫化操作过程中,装置硫化油采用闭路循环,具体流程：

直馏灯油→原料产品换热器→原料缓冲罐→高压进料泵→原料生成油换热器→加热炉→反应器→原料生成油换热器→高压分离器→低压分离器→产品泵出口→原料产品换热器→产品冷却器→原料缓冲罐。

虽然,产品冷凝器冷后温度控制最低40-50℃,原料缓冲罐顶仍存在挥发硫化氢气体及部分冷凝液,由于原料缓冲罐系统操作压力低,正常无法并入火炬系统,因此,无论正常生产,还是在装置予硫化期间,采用装置新增脱硫系统吸附反应掉硫化氢气体,从根本上解决硫化氢污染环境问题.通常采用大气脚水封罐加入少量小苏打,将新增脱硫罐接入塔顶冷凝器后抽真空系统,挥发不凝气经脱硫后排入大气,油经过大气脚含有碳酸氢钠水洗中和后.其中溶解极少量硫化氢气体得到处理,保证操作环境安全环保要求。详见改造后流程图（图2）装置硫化期间，四点需要补充说明的问题：

ⅰ装置硫化期间，加热炉点火升温前，要联系点燃火炬，低压分离器自产瓦斯改入火炬连续排放，确保排入所有含H2S气体完全燃烧，直至硫化结束。引新氢转换系统循环氢H2S含量不大于200ppm后，熄灭火炬。

ⅱ装置硫化期间，产品冷却器全量改用循环水，确保循环油冷后温度最低，尽量减少油气及H2S气体挥发量。

ⅲ装置硫化期间，操作人员巡检操作，配戴便携式H2S报警仪、空气呼吸器。一人操作，一人监护，尽量减少循环氢采样分析H2S含量操作，确保人身安全。

ⅳ装置硫化期间，加强平稳操作，高压泵端封采用临时水冲洗密封。尽量不进行压缩机切换操作，减少系统可能外泄危险操作。

3结论

2006年石油一厂加氢装置采用FV-20环保型催化剂，装置预硫化期间，由抚顺市环保局对装置周边环境进行跟踪监测， 24小时硫化期内H2S的最大监测值为0.02mg/m3,低于国家关于《恶臭污染物排放标准》（恶臭污染物厂界标准中二级新改扩建）执行的0.06mg/m3。达到正常生产工艺过程的控制水平，对环境未产生其它不良影响。

采用密闭脱液系统及增设JX-4A脱硫系统，减少了从水相和向大气外排出的硫化物的浓度和总量。JX-4A脱硫系统从根本上解决了正常生产周期内D-207分水箱硫化氢报警仪的频报警问题。改善了员工的职业安全卫生条件，使装置向本质安全型迈进了一大步。

参考文献

1 林世雄.石油炼制工程.石油工业出版社，1990

2 史开洪.加氢精制装置技术问答.中国石化出版社，2007

作者简介：

李国军石油一厂新区加氢车间主任李婉石油一厂新区加氢车间工艺员

120万吨柴油加氢精制装置操作规程讲义

120万吨/年柴油加氢精制装置操作规程第一章装置概况第一节装置简介一、装置概况: 装置由中国石化集团公司北京设计院设计，以重油催化裂化装置所产的催化裂化柴油、顶循油，常减压装置生产的直馏柴油和焦化装置所产的焦化汽油、焦化柴油为原料，经过加氢精制反应，使产品满足新的质量标准要求。新《轻柴油》质量标准要求柴油硫含量控制在0.2%以内，部分大城市车用柴油硫含量要求小于0.03%。这将使我厂的柴油出厂面临严重困难，本装置可对催化柴油、直馏柴油、焦化汽柴油进行加氢精制，精制后的柴油硫含量降到0.03%以下，满足即将颁布的新《轻柴油》质量标准，缩小与国外柴油质量上的差距，增强市场竞争力。 2；装置建即22351m×/年延迟焦化装置共同占地面积为217m103m该项目与50万吨设在140万吨/年重油催化裂化装置东侧，与50万吨/年延迟焦化装置建在同一个界区内，共用一套公用工程系统和一个操作室。本装置由反应（包括新氢压缩机、循环氢压缩机部分）、分馏两部分组成。 4t/a。×10 装置设计规模：120二、设计特点: 1、根据二次加工汽、柴油的烯烃含量较高，安定性差，胶质沉渣含量多的特点，本设计选用了三台十五组自动反冲洗过滤器，除去由上游装置带来的悬浮在原料油中的颗粒。 2、为防止原料油与空气接触氧化生成聚合物，减少原料油在换热器、加热炉炉管和反应器中结焦，原料缓冲罐采用氮气或燃料气保护。 3、反应器为热壁结构，内设两个催化剂床层，床层间设冷氢盘。 4、采用国内成熟的炉前混氢工艺，原料油与氢气在换热器前混合，可提高换热器的换热效果，减少进料加热炉炉管结焦，同时可避免流体分配不均，具有流速快、停留时间短的特点。 5、为防止铵盐析出堵塞管路与设备，在反应产物空冷器和反应产物/原料油换热器的上游均设有注水点。 6、分馏部分采用蒸汽直接汽提，脱除HS、NH，并切割出付产品石脑油。32 1 120万吨/年柴油加氢精制装置操作规程 7、反应进料加热炉采用双室水平管箱式炉,炉底共设有32台附墙式扁平焰气体燃烧器，工艺介质经对流室进入辐射室加热至工艺所需温度，并设有一套烟气余热回收系统，加热炉总体热效率可达90%。 8、本装置采用螺旋锁紧环双壳程换热器，换热方案安排合理，以温位高、热容量大与温位较低、热容量较小的物流进行换热，合理选择冷端温度，使热源量最大限度地得以利用，使总的传热过程在较高的平均传热温差下进行。 9、催化剂采用中石化集团公司石油化工研究院开发的RN-10B加氢精制催化剂。催化剂采用干法硫化方案；催化剂的再生采用器外再生。

加氢精制装置事故案例分析

第七章加氢精制装置事故案例分析 1.某厂柴油加氢装置“1 2. 27”高压分离器液控阀副线阀盘根泄漏设{设备事故（事故发生的经过：2001年12月27日9: 00时，某厂柴油加氢装置高压分离器液控阀副线阀盘根处发生油喷漏，故而装置紧急停工，处理该阀。经检查，该液控阀副线阀只压了一道根）的原因分析、应吸取的教训及防措施。事故原因分析：①建设公司阀门班工作不认真、不负责任，在大修时高压分离器液控阀副线阀只压了一道盘根，当装置升压进油后，该阀盘根处便发生油喷漏，这是造成事故的主要原因。②建设单位设备专业施工管理不到位，管理粗放，对该液控阀副线阀压盘根的工作没有专人管理。③装置设备管理人员质量监督不到位，没有到现场监督压盘根工作，未能及时发现该液控阀副线阀盘根问题。应吸取的教训和采取的防措施：①按“四不放过”的原则处理事故，对类似的问题进行检查，②加强HSE学习，认真落实工作危害因素分析，提高职工危险识别和防能力，提高职工安全意识。③联系检修人员重新压好该液控阀副线阀盘根。2，某厂高分液位计手阀阀体泄漏事故的处理的I事的经过：2002年12月28日，加氢引直馏柴油进行初活性运转时，发现高分液位计两只手阀阀体泄漏，将后法兰处有砂眼的手阀关闭、液位计切除；对前法兰处有砂眼的手阀进行堵焊失败后，在严格控制高分液控开度、做好进出罐的物料平衡的情况下，关闭该液计引出总管上下手阀，拆除了该液位计手阀，液位计回装后维持生产。2003年1月24日，采用相同的控制方法更换了高分液位计上的相同类型的阀门）o 事故处理过程：1月24日机动处计划组织人员更换高分液位计、界位计的手阀，更换时将切除现场液位计和远传液位指示，切除后DCS上将无液位信号。由于更换阀门较多（1 1只），处理时间长，对操作人员安排及操作调整如下：①1月23日白班，降低高分液位至35%，稳定反应进料量，调节反应加热炉出口温度和保证反应系统压力稳定，每小时记录一次高分液控开度，为高分液位远传信号切除后，控制高分的液控阀的开度提供参数。控制好加氢注水量，记录高分界位阀开度。②1月24日更换手阀前，切除高分液位、界位引出总管手阀，接临时胶带将液位计中介质引低点放空。放空后，在液位计顶接临时胶带引蒸汽吹扫干净后，联系施工单位用防爆工具施工。③室操作人员在高分液位计拆除前控制反应进料量，将高分液控阀改为手动操作，根据23日白班收集阀位数据调节该阀开度，在高分液位计拆除后，安排一名操作人员到循环氢分液罐处，随时准备切液，防止因高分液位超高带液进循环氢压缩机，损坏压缩机；安排一名操作人员到低分顶，防止因高分液位过低串压，如有串压现象，操作人员可开低分安全阀副线泄压。④室操作人员控制好反应进料量和反应压力，保证反应进料量和压力的平稳，监视界位，及时联系现场人员切液；监视低分压控阀阀位变化和出口流量变化情况，有异常情况及时联系现场人员。⑤施工结束后，液位计必须用蒸汽吹扫后方可投用。 3．某厂高低分界控失灵、汽提塔带水的原因分析（2003年1月，加氢注水由除盐水改为净化污水后连续两次出现汽提塔带水事故，现象：加氢进料流量与低分出口流量不平衡，低分出口流量显示值大于加氢进料流量显示值，大量带水时两者的差值近似于注水量；反应产物与低分油换热器壳程出口温度低，汽提塔进料温度低、汽提塔顶压力偏高、回流罐界位控制阀开度变大l。事故原因分析：净化污水与除盐水相比杂质含量较高，如硫、氮、酚类，杂质组分的存在不利于高分、低分界位的油水分离，使油水分离效果变差，含硫污水中含油量增加，变小，密度的变化影响高、低分界位仪表的测量，含硫污水的密度变小，界位仪表的显示值PV偏低。在注除盐水时考虑到较高的界位有利于油水分离，高、低分的界位一直控制在80%-75%（设定的SV值），由于界位仪表的显示值PV偏低，在测量值（PV值）为

蜡油加氢裂化装置

180万吨/年蜡油加氢裂化装置一、工艺流程选择 1、反应部分流程选择 A.反应部分采用单段双剂串联全循环的加氢裂化工艺。 B.反应部分流程选择：本装置采用部分炉前混氢的方案，即部分混合氢和原料油混合进入高压换热器后进入反应进料加热炉，另一部分混合氢和反应产物换热后与加热炉出口的混氢油一起进入反应器。 C.本装置采用热高分流程，低分气送至渣油加氢脱硫后进PSA部分，回收此部分溶解氢。同时采用热高分油液力透平回收能量。因本装置处理的原料油流含量很高，氮含量较高，故设循环氢脱硫设施。 2、分馏部分流程选择 A.本项目分馏部分采用脱硫化氢塔-吸收稳定-常压塔出航煤和柴油的流程，分馏塔进料加热炉，优化分流部分换热流程。采用的流程比传统的流程具有燃料消耗低、投资省、能耗低等特点。 B.液化气的回收流程选用石脑油吸收，此法是借鉴催化裂化装置中吸收稳定的经验，吸收方法正确可靠，回收率搞。具有投资少、能耗低、回收率可达95%以上等特点。 3、催化剂的硫化、钝化和再生 A、本项目催化剂硫化拟采用干法硫化 B、催化剂的钝化方案采用低氮油注氨的钝化方案 C、催化剂的再生采用器外再生。二、工艺流程简介 1、反应部分

原料油从原料预处理装置和渣油加氢裂化装置进入混合器混合后进入原料缓冲罐（D-101），经升压泵（P-101）升压后，再经过过滤（SR-101），进入滤后原料油缓冲罐（D-102）。原料油经反应进料泵（P-102）升压后与部分混合氢混合，混氢原料油与反应产物换热（E-101），然后进入反应进料加热炉（F-101）加热，加热炉出口混氢原料和另一部分经换热后的混合氢混合，达到反应温度后进入加氢精制反应器（R-101），然后进入加氢裂化反应器（R-102），在催化剂的作用下，进行加氢反应。催化剂床层间设有控制反应温度的急冷氢。反应产物先与部分混合氢换热后再与混氢原料油换热后，进入热高压分离器（D-103）。装置外来的补充氢由新氢压缩机（K-101）升压后与循环氢混合。混合氢先与热高分气进行换热，一部分和原料油混合，另一部分直接和反应产物换热后直接送至加氢精制反应器入口。从热高压分离器出的液体（热高分油）经液力透平（HT-101）降压回收能量，或经调节阀降压，减压后进入热低压分离器进一步在低压将其溶解的气体闪蒸出来。气体（热高分气）与冷低分油和混合氢换热，最后由热高分气空冷器（A-101）冷却至55℃左右进入冷高压分离器，进行气、油、水三相分离。为防止热高分气中NH3和H2S在低温下生成铵盐结晶析出，赌赛空冷器，在反应产物进入空冷器前注入除盐水。从冷高压分离器分理出的气体（循环氢），经循环氢脱硫后进入循环氢压缩机分液罐（D-108），有循环氢压缩机（K-102）升压后，返回反应部分同补充氢混合。自循环氢脱硫塔底出来的富胺液闪蒸罐闪蒸。从冷高压分离器分离出来的液体（冷高分油）减压后进入冷低压分离器，继续进行气、液、水三相分离。冷高分底部的含硫污水减压后进入酸性水脱气罐（D-109）进行气液分离，含硫污水送出装置至污水汽提装置处理。从冷低压分离器分离出的气体（低分气）至渣油加氢装置低压脱硫部分：液体(冷低分油）经与热高分气换热后进入脱硫化氢塔。从热低压分离器分离出的气体（热低分气）经过水冷冷却后至冷低压分离器，液体（热低分油）直接进入脱硫化氢塔。 2、分馏和吸收稳定部分

酸性水汽提操作规程最终版

第一章酸性水汽提装置概述第一节工艺设计说明 1.1设计规模装置建成后为连续生产，年开工按8000小时计，设计规模为50T/H，装置设计弹性范围为0.6－1.2。 1.2工艺技术特点采用单塔汽提工艺技术，流程简单，操作方便，能耗低，酸性水经过净化，可以达到回用指标，送至其它装置回用。 1.3原料及产品 1.3.1原料酸性水汽提装置原料来源于两套常减压装置及两套催化装置及新建的延迟焦化装置、加氢精制装置、硫磺回收装置的酸性水。现有及新建装置酸性水情况 1.3.2产品产品为净化水及酸性气。

产品质量控制指标 1.4装置主要操作条件酸性水汽提塔（C-2511）： 1.5装置物料平衡

1.6.1装置给水水量 1.6.2装置排水水量 1.6.3蒸汽耗量及回收冷凝水量 1.6.4净化空气耗量

1.6.6装置能耗及能耗指标全年能耗：22492.8×104MJ 全年酸性水处理量：40×104T 单位计算能耗：562.32 MJ/T酸性水1.6.7汽提装置主要生产控制分析项目表

第二节酸性水汽提工艺原理及流程简述 2.1 工艺原理在炼油厂一、二次加工过程中，原料中的含硫、含氮化合物由于受热分解，生成一定的氨和硫化氢及其它物质，污染油品并产生含硫含氮污水，直接排放将会造成严重污染，因此需对此污水进行处理，并回收硫和氨。含硫含氮污水在进入污水处理场之前，需对其中的硫和氮化物含量严格控制，否则将对污水处理场的微生物系统造成冲击，使污水场处理水排放不达标，造成环境污染，影响企业的经济效益和社会效益。因此含硫含氮污水需经汽提处理，使污水中的NH3-N < 80ppm，硫化氢< 30ppm才能进入污水场进行下一步的处理。酸性水汽提装置就是利用酸性水中的H 2S、CO 2 、NH 3 、H 2 O的相对挥发度不同，用蒸汽作为热源，把挥发性的H 2S、CO 2 、NH 3 从污水中汽提出去，从而将污水净化，并分离提取氨和硫化氢的一种装置。 2.2工艺流程简述各装置酸性水混合后进入酸性水汽提装置的原料水脱气罐（D-2511）,脱出溶于酸性水的轻烃组份至低压瓦斯管网。脱气后的酸性水进入原料水罐（D-2512/1,2）静置、除油；上层污油经收集进入污油罐（D-2516），再经污油泵（P-2512）送出装置。脱油后的酸性水经原料水泵（P-2511/1,2）升压，送至原料水－净化水换热器（E-2512/1,2）,与酸性水汽提塔（C-2511）底的净化水换热升温到95℃后进入汽提塔（C-2511）中上部；酸性水汽提塔（C-2511）的热源由汽提塔底重沸器（E-2511）提供，1.0Mpa过热蒸汽通入汽提塔重沸器（E-2511）管程，使进入重沸器的酸性水部分汽化，然后冷凝水进入凝结水罐（D-2515）, 经调节阀控制液面后再送至硫磺回收装置凝结水回收系统进行处理。在酸性水汽提塔（C-2511）内，污水中的H 2S、NH 3 被汽提出，进入气相至塔顶。塔顶混合器是含H 2S、NH 3 的蒸汽，经过汽提塔顶空冷器（A-2511/1,2）冷凝冷却至85℃后，进入汽提塔顶回流罐（D-2517）进行汽、液分离，罐顶分出的含氨酸性气送至硫磺回收装置或焚烧炉进行焚烧；罐底液相经汽提塔顶回流泵（P-2513/1,2）送回汽提塔顶作回流。塔底产品是合格的净化水，温度约为127℃，经原料水－净化水换热器（E-2512/1,2）与原料水换热，温度降至71℃，再经净化水泵（P-2514/1,2）升压，送至净化水冷却器（E-2513）冷却至50℃后送出，作为其它装置的回用水或排至污水场深度净化。

蜡油加氢装置简介备课讲稿

蜡油加氢装置简介

100万吨/年蜡油加氢装置装置简介中国石化股份有限公司上海高桥分公司炼油事业部 2007年3月

编制：何文全审核：严俊校对：周新娣

目录第一章工艺简介 (1) 一、概述 (1) 二、装置概况及特点 (1) 三、原材料及产品性质 (2) 四、生产工序 (4) 五、装置的生产原理 (5) 六、工艺流程说明 (5) 七、加工方案 (6) 八、自动控制部分 (10) 九、装置内外关系 (11) 第二章设备简介 (14) 一、加热炉 (14) 二、氢压机 (14) 三、非定型设备 (14) 四、设备一览表 (16) 五、设备简图 (21)

第一章工艺简介一、概述中国石化股份有限公司上海高桥分公司炼油事业部是具有五十多年历史的加工低硫石蜡基中质原油的燃料——润滑油型炼油企业，根据中国石化股份有限公司原油油种变化和适应市场发展的需求，上海高桥分公司到2007年以后除了加工大庆原油、海洋原油等低硫原油外，将主要加工含硫2.0%左右的含硫含酸进口原油。由于常减压生产的减压蜡油和延迟焦化装置生产的焦化蜡油中含有较多的不饱和烃及硫、氮等有害的非烃化合物，这些产品无法达到催化裂化装置的要求。为了使二次加工的蜡油达到催化裂化装置的要求，必须对焦化蜡油和减压蜡油进行加氢精制，因此上海高桥分公司炼油事业部进行原油适应性改造时，将原100万吨／年柴油加氢精制装置改造为100万吨/年蜡油加氢装置。本装置的建设主要是为了催化裂化装置降低原料的硫含量和酸度服务。本装置由中国石化集团上海工程有限公司设计，基础设计于2005年6月份完成，2005年8月份进行了基础设计审查，工程建设总投资2638.73万元，其中工程费用2448.74万元。2006年7月降蜡油含硫量由原设计2.44％提高至3.28％，工程建设总概算增加820.8万元。二、装置概况及特点 1.装置规模及组成蜡油加氢精制装置技术改造原料处理能力为100万吨/年，年开工时数8400小时。本装置为连续生产过程。主要产品为蜡油、柴油、汽油。本装置由反应部分、循环氢脱硫部分、氢压机部分（包括新氢压缩机、循氢压缩机）、加热炉部分及公用工程部分等组成。 2.生产方案混合原料经过滤后进入缓冲罐，用泵升压，经换热、混氢，再经换热进入加热炉，加热至350℃后进反应器进行加氢，反应产物经换热后进热高分进行气液分离，气相进一步冷却，进冷高分进行气液分离，气相进新增的循环氢脱硫塔脱硫后作为循环氢与新氢混合，组成混合氢循环使用；液相减压后至热低分，热低分的液相至催化裂化装置。热低分气相经冷凝冷却至冷低分，冷低分的液相至汽柴油加氢装置。 3.装置平面布置在总体布置，节约用地的基础上，根据生产流程、防火、防爆、安全、卫生、环境保护、施工、检修等要求，结合场地自然条件，紧凑、合理地布置。力求工艺流程合理，物

石蜡加氢精制装置简介和重点部位及设备简易版

In Order To Simplify The Management Process And Improve The Management Efficiency, It Is Necessary To Make Effective Use Of Production Resources And Carry Out Production Activities. 编订：XXXXXXXX 20XX年XX月XX日石蜡加氢精制装置简介和重点部位及设备简易版

石蜡加氢精制装置简介和重点部位及设备简易版温馨提示：本安全管理文件应用在平时合理组织的生产过程中，有效利用生产资源，经济合理地进行生产活动，以达到实现简化管理过程，提高管理效率，实现预期的生产目标。文档下载完成后可以直接编辑，请根据自己的需求进行套用。一、装置简介 (一)装置发展及类型 1．装置发展石蜡精制工艺有白土精制、渗透精制、硫酸精制和加氢精制四种类型，其中白土精制和渗透精制都不容易脱净蜡中的稠环芳烃，难以生产对于纯度要求很高的食品工业用蜡：而硫酸精制方法的主要缺点是产品产率低，劳动条件恶劣，有大量的废渣产生，污染环境。无论在生产成本上，产品产率和质量及环境保护上，石蜡加氢精制均比其他精制工艺有明显的

优越性。因此，在国外主要炼油厂中，石蜡加氢精制己逐步代替其他精制工艺。1957年加拿大萨尼亚炼油厂首先宣布用钼钻铝催化剂加氢精制生产白石蜡，由于该工艺对蜡中稠环芳烃组分有很好的加氢转化能力，容易制取食品级纯度商品蜡而进一步为人们重视；其后催化重整工艺的兴起，为炼油厂提供了廉价的氢气来源，尤为石蜡加氢精制装置的建设创造了有利条件。1962年一套处理量为1．5X10的4次方(原多次方位置应该标在右上位置，但word格式不支持)t／a、10．OMPa的石蜡和凡士林加氢精制装置在西德汉堡建成。1963年美国大西洋公司费城炼油厂建成日处理量300t／a的石蜡加氢精制装置，代替原来的石蜡硫酸和渗透精制工艺。

重整装置题库

重整装置题库一、单项选择 1、临氢系统充H2前，必须用N2等惰性气体进行吹扫置换直至分析系统氧含量不大于（）时，方可充H2。 A：1% B：0。5% C：0。3% D：0。1% 2、下列换热器最有可能造成精制油S含量不合格的有（）。 A：预加氢进料换热器 B：蒸发塔进料换热器 C：精制油冷却器 3、为使新催化剂或再生后的催化剂有良好的金属活性，首先催化剂进行（） A：氯化氧化B：预硫化C：还原D：低温进油 4、直馏汽油绝大部分是（）。 A：烷烃和环烷烃B：芳烃C芳烃和烷烃 5、催化剂活性是指（）的能力。 A：提高收率B：加速反应C：再生 6、铂重整产生的气体产要成分为（）。 A：甲烷、烯烃B：甲烷、氢气C：异丁烷、氢气D：氢气 7、重整催化剂进行烧焦时，所用的气体介质是（）。 A：N2+O2 B：H2+N2 C：N2+蒸汽D：蒸汽+O2 8、精制油中水含量不格主要与塔操作参数中（）有关。 A：进料温度B：回流量C：塔底温度 9、径向反应器中心管帽罩的作用是（）。 A：防止油气走短路 B：过滤油气带进的杂物 C：起密封作用，防止催化剂进入扇形筒。 10、重整生成油密度上升说明（）含量上升。 A：干点B：环烷烃C：芳烃 11、六员环烷脱氢反应上重整反应过程中最基本的化学反应，它的贡献是提高了重整油辛烷值和芳香度（即芳烃含量）特点是借助催化剂（）作用发生反应的。 A：酸性功能B：金属功能C：助剂铼的功能 12、压缩机机组在进行切换操作时，应注意保持出口（）不变为原则进行。 A：温度、压力B：流量、压力C：温度、流量 13、下列烃类中（）含量越高，辛烷值越高。

A：烷烃B：环烷烃C：芳烃 14、下列烃类中（）是重整原料的理想成分。 A：烷烃B：环烷烃C：烯烃 15、在下列加氢反应中，反应最快的反应是（）。 A：脱氮反应B：烯烃饱和C：脱硫反应 16、下列重整反应中，速度最快反应的是（）。 A：六员环烷脱氢B：五员环烷脱氢异构C：烷烃脱氢环化D：加氢裂化17、提高稳定汽油收率最主要的办法有（）。 A：降低反应温度B：加大进料量C：提高循环氢量D：降低空速 18、重整开工过程中，为防止床层超温，采用（）过程进行控制。 A：氯化更新B：硫化C：还原D：注氯注水 19、再生时，烧焦气分析包括（）三种气体的分析。 A：CO，CO2，O2 B：N2，O2，CO2 C：N2，CO，CO2 20、提高稳定汽油辛烷值的方法有（）。 A：提高反应温度 B：降低反应温度 C：提高空速 D：提高氢油比二、多项选择 1. 下列选项中，可以用来评价重整催化剂活性高低的是( )。 A、重整产氢量 B、重整循环氢纯度 C、重整汽油芳烃转化率 D、重整汽油辛烷值 2. 重整装置长时间停电(循环压缩机停)时，下列应采取的处理措施是( )。 A、立即熄加热炉并通入炉膛蒸气降温 D、重整反应温度降至370℃系统氮气置换，高分液面控制低位 C、迅速关闭各泵及压缩机的出口阀 B、重整反应系统“闷锅”处理 3. 重整反应系统引氢气前，必须完成的工作是( )。 A、重整反应系统氮气置换合格 B、重整催化剂预硫化结束 C、重整反应系统气密合格 D、预加氢生产合格精制油 4. 催化重整装置加氢预处理系统开工，需要准备的化工料有( )。 A、脱氯剂 B、脱硫剂 C、二甲基二硫醚 D、乙醇胺 5. 预加氢催化剂硫化方案中，应有的内容是( )。 A、硫化工艺条件 B、硫化合格判定标准 C、理论硫化升温曲线图 D、硫化注意事项

加氢精制装置停工过程中硫化氢中毒事故

加氢精制装置停工过程中硫化氢中毒事故集团公司文件内部编码：（TTT-UUTT-MMYB-URTTY-ITTLTY-

加氢精制装置停工过程中硫化氢中毒事故一、事故经过 5月11日，某石化公司炼油厂加氢精制联合车间对柴油加氢装置进行停工检修。14:50，停反应系统新氢压缩机，切断新氢进装置新氢罐边界阀，准备在阀后加装盲板（该阀位于管廊上，距地面4.3米）。15：30，对新氢罐进行泄压。18：30，新氢罐压力上升，再次对新氢罐进行泄压。18:50，检修施工作业班长带领四名施工人员来到现场，检修施工作业班长和车间一名岗位人员在地面监护。19:15，作业人员在松开全部八颗螺栓后拆下上部两颗螺栓，突然有气流喷出，在下风侧的一名作业人员随即昏倒在管廊上，其他作业人员立即进行施救。一名作业人员在摘除安全带施救过程中，昏倒后从管廊缝隙中坠落。两名监护人员立刻前往车间呼救，车间一名工艺技术员和两名操作工立刻赶到现场施救，工艺技术员在施救过程中中毒从脚手架坠地，两名操作工也先后中毒。其他赶来的施救人员佩戴空气呼吸器爬上管廊将中毒人员抢救到地面，送往职工医院抢救。二、事故原因 1、直接原因：当拆开新氢罐边界阀法兰和大气相通后，与低压瓦斯放空分液罐相连的新氢罐底部排液阀门没有关严或阀门内漏，造成高含

硫化氢的低压瓦斯进入新氢罐，从断开的法兰处排出，造成作业人员和施救人员中毒。 2、间接原因：在出现新氢罐压力升高的异常情况后，没有按生产受控程序进行检查确认，就盲目安排作业；施工人员在施工作业危害辨识不够的情况下，盲目作业；施救人员在没有采取任何防范措施的情况下，盲目应急救援，造成次生人员伤害和事故后果扩大。三、事故教训 1、应严格按照操作规程操作，对现场发生的异常情况要高度警惕，待排查出隐患，采取相应安全措施后，方能安排下一步作业。 2、施工单位在拆卸管道、设备附件时，必须采取有效的隔离措施，作业前认真进行作业风险识别并落实相关安全措施，对可能存在危险介质的死角、盲端的拆卸必须佩戴好相应的劳动保护用品、使用安全工具、控制施工人数并保持逃生通道畅通。 3、必须杜绝盲目作业、盲目施救情况的发生。

蜡油加氢装置简介分解

100万吨/年蜡油加氢装置装置简介中国石化股份有限公司上海高桥分公司炼油事业部 2007年3月

编制：何文全审核：严俊校对：周新娣

目录第一章工艺简介 (1) 一、概述 (1) 二、装置概况及特点 (1) 三、原材料及产品性质 (2) 四、生产工序 (4) 五、装置的生产原理 (5) 六、工艺流程说明 (5) 七、加工方案 (6) 八、自动控制部分 (10) 九、装置内外关系 (11) 第二章设备简介 (13) 一、加热炉 (13) 二、氢压机 (13) 三、非定型设备 (13) 四、设备一览表 (15) 五、设备简图 (20)

操作指南(重整加氢装置)

第二章操作指南 2.1 催化重整装置 2.1.1 操作原则反应分馏操作岗位根据生产方案，控制好装置平稳操作和设备平稳运行，以保证产品质量合格，做好节能降耗工作。负责本岗位的开停工和事故处理，做好本岗位工艺设备及相关工艺管线巡检和日常维护工作，特别是加强重点设备和部位的检查，严格做好交接班制度和数据的原始记录。系统出现波动要及时汇报和处理，确保装置“安、稳、长、满、优”运行。压缩机岗位负责压缩机开、停车，做好日常压缩机运行操作和维护，确保压缩机的平稳运行，保证整个装置的安全平稳。内操岗位注意监控预加氢反应器情况，根据原料性质及精制油分析数据调整加氢反应深度，确保进入重整的精制油各项指标合格，保护催化剂。对于重整反应系统密切注意床层温降，循环氢纯度，确保重整反应平稳运行。每天按规定向重整反应系统注氯，并且能够根据循环氢组成判断系统水氯平衡状况，出现异常及时向车间反映。熟悉紧急状况下重整反应系统事故处理的方法，以确保重整大型机组及催化剂的安全。了解原料带水对预加氢系统的影响，能够迅速准确判断原料带水及相应的处理方法。熟悉紧急状况下重整反应系统处理的方法，以确保重整大型机组及催化剂的安全。预加氢原料主要是常减压来的直馏汽油、加氢粗汽油和加氢裂化石脑油。 a. 原料馏程适合生产装置的最佳馏份为80—180℃馏份，初馏点过轻会增加重整负荷，同时这一部分还不能提高油品辛烷值，因其本来的辛烷值就较高。当尾部过重（大于180℃时）经重整反应一方面由于干点升高，而达不到产品质量指标，另一方面过重的馏份进入重整会使重整催化剂结焦失活加快，同时由于加氢裂化增加，使得产气增加，液收降低，生产周期缩短。 b. 原料杂质主要是原料中的烯烃，硫，氮、氧及金属化合物，而硫、氮、氧均是重整催化剂的毒物。所以在预加氢反应中必须除去。对于特定原料来说，各种杂质含量是一定的，当原料改变而引起的杂质含量升高，则加氢反应条件应适当的提高，杂质含量降低则反应条件应

万吨年柴油加氢操作规程

240万吨/年柴油加氢精制装置操作规程陕西延长石油（集团）有限责任公司延安石油化工厂

第一章装置概况第一节装置简介我国从2000 年开始执行轻柴油质量标准，其中硫含量不高于2000ppm，2003年颁布了车用柴油推荐标准，对硫含量进一步降低至500ppm以下，2008年1月1日北京车用柴油硫含量要求已降低到50ppm。2013年6月30日全国执行国Ⅲ车用柴油标准，车用柴油硫含量要求降低到350ppm。欧美及日本的车用柴油硫含量目前已降低到50ppm，欧洲部分国家或地区甚至已降到10ppm，预计“十二五”末，国Ⅳ车用柴油硫含量将降到50ppm（北京地区已于2008年1月1日在全国率先执行柴油硫含量50ppm的标准）。低硫、超低硫是未来车用柴油的发展趋势，同时须适当提高柴油的十六烷值，才能逐步与欧美国家的先进标准接轨。陕西延长石油（集团）有限责任公司炼化公司延安炼油厂目前原油加工能力800万吨/年，延安炼油厂目前常三线柴油与催化柴油总量为万吨/年，按照现有柴油加氢装置设计加工量，能够加工140万吨/年。为了适应柴油产品质量升级与产能的需要，需新建一套240万吨/年直馏柴油加氢及配套工程装置，部分常三线柴油与常一、二线柴油一起混合到新建柴油加氢装置，以2万标立方米/小时制氢装置所产氢气为氢源。新建柴油加氢装置加工量为万吨/年，按照公称240万吨/年规模进行设计，实现效益最大化。 240万吨/年柴油加氢装置主要目的产品为加氢柴油，同时副产少量石脑油和气体。精制柴油能满足国Ⅴ柴油性质要求，在50℃左右送至装

置外调和站作为调和组分；石脑油送至重整预加氢装置罐区；轻烃送至140万吨/年柴油加氢装置进一步处理；富气、低分气送至联合三车间进行干气脱硫后，进入燃料气管网系统。本装置主要由反应部分、分馏部分和公用工程部分三个部分组成。第二节工艺流程说明 1.2.1、反应部分原料油自装置外来进入原料缓冲罐(D101)，经原料油升压泵（P101）升压后，进入自动反冲洗过滤器（SR-101），滤后油与柴油产品/原料油换热器（E-203A/B/C）换热升温后进入滤后原料缓冲罐（D-102），再由反应进料泵（P-102A/B）抽出升压后与混氢混合，先与反应产物/混氢油换热器（E-102A/B/C）进行换热，再经反应进料加热炉(F-101)加热至要求温度；循环氢与新氢混合与热高分气/混氢换热器（E-103）换热升温后分成两路，一路与原料油混合后换热进入反应进料加热炉（F-101），另一路与反应产物/混氢换热器（E-101）进一步换热后与反应进料加热炉出口的混氢油混合，自上而下流经加氢精制反应器(R-101)。在反应器中，原料油和氢气在催化剂的作用下，进行加氢脱硫、脱氮、烯烃饱和、改质、异构降凝等反应。从加氢精制反应器(R-101)出来的反应产物分别与反应产物/混氢换热器（E-101）、反应产物/混氢油换热器（E-102A/B/C）换热后，进入热高压分离器（D-103）进行气液分离，热高分气与热高分气/混氢换热器（E-103）换热并经热高分气空冷（A-101）冷却后进入冷高压分离器

石蜡加氢精制装置简介和重点部位及设备

编号：AQ-JS-03773 ( 安全技术) 单位：_____________________ 审批：_____________________ 日期：_____________________ WORD文档/ A4打印/ 可编辑石蜡加氢精制装置简介和重点部位及设备 Brief introduction of paraffin hydrofining unit and key parts and equipment

石蜡加氢精制装置简介和重点部位及设备使用备注：技术安全主要是通过对技术和安全本质性的再认识以提高对技术和安全的理解，进而形成更加科学的技术安全观，并在新技术安全观指引下改进安全技术和安全措施，最终达到提高安全性的目的。一、装置简介 (一)装置发展及类型 1．装置发展石蜡精制工艺有白土精制、渗透精制、硫酸精制和加氢精制四种类型，其中白土精制和渗透精制都不容易脱净蜡中的稠环芳烃，难以生产对于纯度要求很高的食品工业用蜡：而硫酸精制方法的主要缺点是产品产率低，劳动条件恶劣，有大量的废渣产生，污染环境。无论在生产成本上，产品产率和质量及环境保护上，石蜡加氢精制均比其他精制工艺有明显的优越性。因此，在国外主要炼油厂中，石蜡加氢精制己逐步代替其他精制工艺。1957年加拿大萨尼亚炼油厂首先宣布用钼钻铝催化剂加氢精制生产白石蜡，由于该工艺

对蜡中稠环芳烃组分有很好的加氢转化能力，容易制取食品级纯度商品蜡而进一步为人们重视；其后催化重整工艺的兴起，为炼油厂提供了廉价的氢气来源，尤为石蜡加氢精制装置的建设创造了有利条件。1962年一套处理量为1．5X104 t／a、10．OMPa的石蜡和凡士林加氢精制装置在西德汉堡建成。1963年美国大西洋公司费城炼油厂建成日处理量300t／a的石蜡加氢精制装置，代替原来的石蜡硫酸和渗透精制工艺。我国从20世纪70年代初正式开始研究石蜡加氢精制催化剂和工艺，1979年11月大庆石化总厂首次采用5053催化剂进行处理量6X104 t／a的低压石蜡加氢装置开工投产。1981年10月石油工业部对481—2B催化剂及中压石蜡加氢精制工艺组织技术鉴定，本工艺先后在东方红炼油厂(现中石化燕山分公司炼油厂)、抚顺石油一厂、荆门炼油厂、大连石油七厂、茂名炼油厂实现工业化。1983年11月第一套采用石蜡加氢专用催化剂处理量为6X104 t／a的石蜡加氢装置在东方红炼油厂投产，1984年另两套石蜡

2021石蜡加氢精制装置简介和重点部位及设备

2021石蜡加氢精制装置简介和重点部位及设备 Security technology is an industry that uses security technology to provide security services to society. Systematic design, service and management. ( 安全管理 ) 单位：______________________ 姓名：______________________ 日期：______________________ 编号：AQ-SN-0227

2021石蜡加氢精制装置简介和重点部位及设备一、装置简介 (一)装置发展及类型 1．装置发展石蜡精制工艺有白土精制、渗透精制、硫酸精制和加氢精制四种类型，其中白土精制和渗透精制都不容易脱净蜡中的稠环芳烃，难以生产对于纯度要求很高的食品工业用蜡：而硫酸精制方法的主要缺点是产品产率低，劳动条件恶劣，有大量的废渣产生，污染环境。无论在生产成本上，产品产率和质量及环境保护上，石蜡加氢精制均比其他精制工艺有明显的优越性。因此，在国外主要炼油厂中，石蜡加氢精制己逐步代替其他精制工艺。1957年加拿大萨尼亚炼油厂首先宣布用钼钻铝催化剂加氢精制生产白石蜡，由于该工艺

加氢精制第章原理

第2 章加氢精制的工艺原理 2.1加氢精制工艺原理加氢精制是在一定的温度、压力、氢油比和空速条件下，原料油、氢气通过反应器内催化剂床层，在加氢精制催化剂的作用下，把油品中所含的硫、氮、氧等非烃类化合物转化成为相应的烃类及易于除去的硫化氢、氨和水。加氢精制的优点是：原料油的范围宽，产品灵活性大，液体产品收率高，产品质量好。无论是加工高硫原油的炼油厂，还是加工低硫原油的炼油厂，都广泛采用这种方法改善油品的质量。通过加氢精制可以改善油品的颜色、安定性等特性，生产出高质量的油品。轻柴油加氢精制，主要是脱硫和脱氮，从而改善油品的气味、颜色和安定性。也有一些直馏煤油和轻柴油进行深度加氢，使芳烃变成环烷烃，提高柴油的十六烷值，改善燃烧性能。二次加工轻柴油除了经加氢精制脱除硫、氮、氧化物外，由于柴油中还含有一定量的烯烃和胶质，它们很不安定，容易变色，生成沉渣，经过加氢精制可以改善其安定性。直馏煤油馏分加氢精制生产喷气燃料主要是脱硫醇，从而改善油品的色度、酸值，提高喷气燃料的烟点。某些品种的原油得到的催化裂化原料会含有较多的重芳烃和重金属，它们易使催化剂中毒，碱性氮化物能抑制催化剂活性，并使结焦速度加快，经加氢精制处理后可提高装置的处理能力，改善产品质量。加氢技术的关键是催化剂。 2.2加氢精制的化学反应加氢精制的主要反应有加氢脱硫、脱氮、脱氧、脱金属以及不饱和烃的加氢饱和反应。 2.2.1 脱硫反应所有的原油都含有一定量的硫，但不同原油的含硫量相差很大，从万分之几到百分之几。从目前世界石油产量来看，含硫和高硫原油约占75%。石油中的硫分布是不均匀的，它的含量随着馏分沸程的升高而呈增多的趋势。其中汽油馏分的硫含量最低，而减压渣油的硫含量则最高，对我国原油来说，约有50%的硫集中在减压渣油中。由于部分含硫化合物对热不稳定，在蒸馏过程中易于分解，因此测得的各馏分的硫含量并不能完全表示原油中硫分布的原始状况，其中间馏分的硫含量有可能偏高，而重馏分的含硫量有可能偏低。原油中含硫化合物的存在形式有单质硫、硫化氢以及硫醇、硫醚、二硫化物、噻吩等类型的有机含硫化合物。原油中的含硫化合物一般以硫醚类和噻吩类为主。除了渣油外，噻吩类硫的主要形式

加氢精制装置说明与危险因素以及防范措施

加氢精制装置说明与危险因素以及防范措施一、装置简介 (一)装置发展及类型 1．装置发展现代炼油工业的加氢技术(包括加氢工艺、催化剂和专用设备)是在第二次世界大战以前经典的煤和煤焦油高压催化加氢技术的基础上发展起来的。1949年铂重整技术的发明和工业应用，除生产大量高辛烷值汽油组分外还副产大量廉价的氢气，对现代加氢技术的发明和发展起到了关键作用。 1950年炼油厂出现了加氢精制装置，1959年出现了加氢裂化装置，1963年出现了沸腾床渣油低转化率加氢裂化装置，1969年出现了固定床重油加氢脱硫装置，1977年出现了固定床渣油加氢脱硫装置，1984年出现了沸腾床渣油高转化率加氢裂化装置。这些加氢技术的发明和工业应用，使加氢技术由发生、发展走向成熟。加氢(包括加氢裂化、加氢精制和加氢处理)成为世界上加工能力最大的二次加32212艺，是炼油工业的三大支柱技术(加氢、催化裂化和催化重整)之一。生产低硫、低芳烃和高十六烷值的优质柴油是当前世界范围内车用柴油燃料的生产趋势，也已成为国内各石化企业正在面临的挑战。中石化股份公司已在2003年提出在国内实施《城市车用柴油》标准(Q／SHll008—2002)，其主要质量指标：硫质量分数不大于0．030％，

总芳烃质量分数不大于25％，多环芳烃质量分数不大于5％。欧洲提出2005年将要求硫含量小于50X10—6，世界燃料规范Ⅲ类柴油的硫含量指标是30X10—6。近几年，国内外文献报道有许多关于未来柴油规格的研究和推测，更低的柴油硫规格的推广正在加速。所以研究开发能够生产低硫、低芳烃和高十六烷值的优质柴油的催化剂成为柴油加氢的主要发展方向。本节主要以柴油加氢精制装置展开讨论说明。 2．装置的主要类型加氢精制是各种油品在氢压下进行改质的一个总称。加氢精制处理原料油范围宽，产品灵活性大，液体产品收率高质量好。加氢精制的目的主要是对油品进行脱硫、脱氮、脱氧、烯烃饱和、芳烃饱和和脱除金属、沥青杂质等，以达到改善油晶的气味、颜色和安定性，防止腐蚀，进一步提高产品质量，满足油品的使用要求。加氢精制工艺装置主要类型有：石脑油加氢、煤油加氢、柴油加氢、润滑油加氢和石蜡加氢等。还可以对劣质渣油进行加氢处理，得到安全性好的低硫、低黏度的馏分，除生产部分石脑油和优质柴油外，其重组分可做重油催化裂化的原料。加氢精制工艺操作条件视原料性质而定，一般反应总压力为3.0～8.0MPa之间。反应温度300—360°C，液时空速1．0～2．0之间。渣油加氢工艺条件要求苛刻，如孤岛减压渣油加氢要求压力高达16．9MPa，温度385％。随着加氢工业技术的发展，我国加氢催化剂水平也有很大的发展，基本上能满足炼油厂加氢精制的要求。

安庆石化蜡油加氢装置开工过程及问题处理

安庆石化蜡油加氢装置开工过程及问题处理余春文,李继炳,袁德明 (中国石化股份有限公司安庆分公司,安徽安庆 246001) 摘要:着重介绍了蜡油加氢装置反应系统的主要开工步骤,以及在开工过程中出现的主要问题及解决方法,为装置的一次试车成功提供了保障,同时优化了催化、裂解装置的原料性质,改善了全厂生产汽柴油生产方案。关键词:蜡油加氢;反应系统;开工步骤;问题;方法 The Starti ng Process and Proble m s Solvi ng ofW ax O il H ydrogenation Unit of Anqi ng Petroche m ical YU Chun -w en,LI J i -bing,YUAN D e -m ing (Anqing Co m pany ,SI N OPEC ,Anhu iAnq i n g 246001,Ch i n a) Abst ract :The w ax o il hydrogenation un it reacto r syste m of the m ajor starti n g step wasm ai n ly focused on .M any m a i n proble m s i n the starting step and the m easures w ere introduced .It prov ided a guarantee for the first starting process suc ceeded .The ra w m aterials of the catalytic unit and cracked un itw ere opti m ized .And the production progra m of the gaso li n e and d iese l opti o ns w as i m proved. K ey w ords :w ax o il hydrogenati o n ;reactor syste m ;startling steps ;prob le m ;m ethod 作者简介:余春文(1966-),男,工程师,现从事炼油技术管理工作。通讯作者:袁德明。 2.2M t a -1蜡油加氢装置是安庆石化8M t a -1炼油扩建改造工程的配套主体装置之一,诣在满足我厂含硫原油加工适应性改造及油品质量升级工程扩建后急剧增加的含硫蜡油处理量的需求,为即将新建的3M t a -1催化裂化装置提供新鲜原料。目前装置生产的精制蜡油作为现有1.2M t a -1催化裂化装置和0.6M t a -1催化裂解装置提供原料。装置采用冷热高、低分流程,增设循环氢脱硫及低分气脱硫系统流程。装置采用北京石油化工研究院(简称石科院)RVHT 工艺技术进行设计,选用RN -32V 型催化剂作为主催化剂。装置设计原料比例为:m (焦化蜡油):m (热直馏蜡油):m (冷直馏蜡油)=15.8 75.9 8.5。生产硫含量1200 g g -1以下,氮含量900 g g -1 以下的催化裂化原料,副产少量柴油及石脑油。装置于2009年7月28日高标准中交,10月17日一次试车成功,生产出硫含量低于1000 g g -1的合格产品,大大改善了我厂催化裂化装置的原料性质,满足未来市场对低硫柴油供运的需求,优化了全厂生产汽柴油加工方案。 1 装置开工主要步骤装置建成后,进入开工的起步阶段,各项工作稳步推进,除反应系统外,其余系统进行水冲洗、水联运。针对我厂氮气少的现状及降低开工成本,反应系统引入中压风(1 6M Pa)进行吹扫及气密,合格后引氮气置换,充压气密至反应系统的操作压力11 04M Pa 。 1.1 催化剂装填装置用于加氢脱硫和脱氮的主催化剂为RM S -1和RN -32V 催化剂,为减缓反应器顶部因沥青质、残炭等结焦前驱物遇热生焦造成主催化剂结焦,减少金属在主剂床层的沉积和尽可能促进沥青质的解聚。在反应器上床层顶部依次装填RG -10系列保护剂,保护剂下装填部分大孔径RD M -2脱金属剂,针对我厂原料的沥青质含量偏高的特点,装填RG -10序列保护剂可有效降低进入主催化剂物流中金属、残炭和沥青质含量,减缓主催化剂的聚炭速率,延长装置运转周期(设计3年)。本装置设一台反应器,反应器分三个催化剂床层,保护剂下装填RD M -2脱金属;二床层和三床层主要装填主催化剂RN -32V 。所有催化剂均由石科院开发,中国石化催化剂长岭分公司生产。催化剂装填工作于9月17~21日完成,装填工作相对比较顺利。本次催化剂装填全采用普通装填法进行,主催化剂的物性见表1,装填数据见表2。表1 主催化剂主要物化性质项目数据尺寸/w t % 1.3 化学组成/w% WO 23.0M oO 3 2.3N i O 2.3孔体积/(m L g -1) 0.24比表面积/(m 2 g -1) 150堆密度/(g c m -3 ) ~0.95压碎强度/(N mm -1) 18