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1、2019年11月12日,加氢裂化装置培训课件,2019年11月12日,前沿：装置简单流程介绍,2019年11月12日,前沿：装置简单流程介绍,2019年11月12日,一、加氢裂化装置介绍 二、生产方法及反应机理 三、工艺技术路线及流程 四、装置开停工过程中的关键操作 五、装置关键设备介绍 六、装置技术经济水平 七、装置生产中存在问题及解决措施 八、装置实际操作条件介绍 九、加氢裂化装置实际操作注意事项,2019年11月12日,一、装置简介,加氢裂化装置于2002年10月开始筹建，2004年6月1日工程正式中交，并于同年8月28日19时37分实现装置一次投料成功，并生产出合格产品。由中油第一建筑
2、公司、大庆石化工程公司、大庆市建安集团共同承建。装置总投资为59672.32万元，总占地面积8479平方米。 装置的基础设计部分由中国石化工程建设公司北京设计院完成，详细设计部分由大庆石化设计院完成。由反应、分馏、热工和公用工程等部分组成. 加氢裂化装置承担着大庆石化公司的成品油质量，改善产品结构，并为乙烯提供优质裂解原料的重任。,2019年11月12日,加氢裂化装置原料为炼油厂常减压一套、二套装置的常三、常四、减一、减二、减三线油以及一制蜡装置的发汗蜡和蜡脱油装置的溶剂脱蜡油。2006年2月装置原料优化后，原料为常减压一套、二套装置的常三、常四、减一、减二油，以及焦化柴油、催化轻重柴油。装置
3、生产的主要产品为轻石脑油、重石脑油、低凝柴油、轻柴油以及尾油。轻石脑油及尾油作为乙烯裂解装置的优质原料，重石脑油为重整进料，低凝柴油和轻柴油作为国柴油优质调和组分。,装置简介,2019年11月12日,装置设计年开工时间为8000小时，设计能力为120万吨/年，最大生产能力140万吨/年，设计低转化率工况下的能耗为32.43千克油/吨。 2006年装置实际生产负荷142万吨，创装置加工能力的最大历史水平。 2008年装置全年综合能耗累计24.71千克油/吨，创装置历史最好能耗水平。,装置简介,2019年11月12日,装置特点,选用抚顺石油化工研究院开发的FC-16和大庆石化究院 开发的DZN单段
4、双剂串联一次通过工艺。 反应部分采用炉前混氢流程。 采用热高分流程，降低能耗，节省换热面积。 分馏设置脱气塔，采用分馏进料加热炉和常压塔出柴油 方案。 原料油缓冲罐采用低压燃料气保护，防止其与空气接 触 。 防止原料中固体杂质带入反应床层，采用原料自动反冲 洗过滤器。 催化剂采用干法硫化工艺。 选用低氮油注氨的催化剂钝化方案。,2019年11月12日,催化剂采用器外再生方案。 分馏塔设中段回流，回收热量，降低能耗。 蒸汽凝结水、分流塔顶冷凝水、及污水汽提净化水回用，节省除盐水。 本装置运行条件苛刻，采用DCS进行实时控制。 为确保装置安全运行，设置紧急停车系统ESD。,装置特点,2019年11
5、月12日,装置特点和危险特性,加氢裂化装置生产特点和危险特性:具有炼油企业之高温,高压,易燃易爆,高噪声且介质含H2S,工业粉尘,汽油等.加氢裂化工艺属高温、高压、临氢工艺过程。技术要求高，操作难度大，危险因素多。物料介质中含有浓度较高的硫化氢等有毒有害物质,而硫化氢在潮湿、低温的环境下，容易产生湿硫化氢腐蚀，容器及管线设备容易被腐蚀穿孔，或者有管线爆裂、法兰垫片撕裂等情况，都可能发生硫化氢泄漏事故。因此，防爆防毒是车间安全工作的重点。 装置内高温高压法兰、分馏塔、塔底热油泵、高温高压循环油泵、产品泵，压缩机管线等部位容易着火。,2019年11月12日,加氢裂化指在加氢反应过程中，原料油的分子
6、有 10% 以上变小的那些加氢技术。烷烃（烯烃）在加氢裂化过程中主要进行裂化、异构化和少量环化的反应。烷烃在高压下加氢反应而生成低分子烷烃，包括原料分子某一处CC键的断裂，以及生成不饱和分子碎片的加氢。烯烃加氢裂化反应生成相应的烷烃，或进一步发生环化、裂化、异构化等反应。 典型的化学反应有以下：,二、生产方法及反应机理,2019年11月12日,加氢脱硫(HDS)：,加氢脱氮(HDN)：,二、生产方法及反应机理,2019年11月12日,烯烃加氢饱和：,二、生产方法及反应机理,2019年11月12日,多环芳烃加氢饱和：,单环芳烃加氢饱和：,二、生产方法及反应机理,2019年11月12日,环烷烃加氢
7、脱烷基：,芳烃加氢脱烷基：,二、生产方法及反应机理,2019年11月12日,CH3,CH3,CH3,烷烃异构化：,二、生产方法及反应机理,2019年11月12日,三、工艺技术路线及流程,2、反应系统,3、分馏系统,1、装置物料平衡,2019年11月12日,装置物料平衡表,1、装置物料平衡,2019年11月12日,装置物料平衡,2019年11月12日,2、反应系统,注：粗线为主流程,2019年11月12日,自装置外来的原料油进入原料缓冲罐（D-3101），由 原料油泵（P-3101）送至原料油/柴油换热器（E- 3212）、原料油/尾油换热器（E-3100）加热后，再经过 自动反冲洗过滤器（SR
8、-3101）过滤，进入滤后原料油缓 冲罐（D-3102）。滤后原料油经反应进料泵（P-3102） 升压后与氢气混合，在混氢油/反应产物换热器（E- 3101）与反应产物换热后，通过反应进料加热炉（F- 3101）加热到反应所需温度（344），先后进入加氢精 制反应器（R-3101）和加氢裂化反应器（R-3102），混 氢油在反应器中催化剂的作用下，进行加氢精制和加氢,反应系统,2019年11月12日,裂化反应，在催化剂床层间设有控制反应温度的急冷氢 （循环氢供给）。反应产物经混氢油/反应产物换热器 （E-3101）换热后进入热高压分离器（D-3103），热高 分油经液力透平（HT-3101）减
9、压回收能量后，进入热 低压分离器（D-3104）。热高分气经过氢气/热高分气 换热器（E-3102）与氢气换热、热高分气空冷器（A- 3101）冷却，进入冷高压分离器（D-3105）进行气、 油、水三相分离。为防止低温下铵盐结晶堵塞高压空冷 器，用高压注水泵（P-3103）将注水罐（D-3108）中除 盐水分两路分别注入氢气/热高分气换热器（E-3102） 前和高压空冷器（A-3101）前作反应注水。,反应系统,2019年11月12日,从冷高压分离器（D-3105）分离出来的气体（循环氢），在循环氢分液罐（D-3107）中分液后，液体进入冷低压分离器（D-3106），气体经循环氢压缩机（K-3
10、102）升压后，一路作为急冷氢注入催化剂床层；一路作为吹扫用循环气去反应进料泵（P-3102）出口后路；一路与自新氢压缩机 （K-3101）来的补充新氢混合，经氢气/热高分气换热器（E-3102）与热高分气换热后与原料油混合，进入混氢油反应产物换热器（E-3101），返回反应系统。冷高分油经减压后进入冷低压分离器（D-3106），继续气、油、水三相分离。热低分气相经过热低分气空冷器（A-3102）冷却后也进入冷低压分离器（D-3106）。冷高压分离器（D-3105）界控脱除的含硫污水减压后与冷低压分离器（D-3106）脱除的含硫污水汇合出装置至污水汽提装置处理，,反应系统,2019年11月12
11、日,冷低分气去制氢装置。冷低分油在航煤/冷低分油换热器（E-3208）和航煤产品换热后与热低分油混合进入脱气塔。,反应系统,2019年11月12日,3、分馏系统,注：粗线为主流程,2019年11月12日,冷低分油在航煤/冷低分油换热器（E-3208）和航煤产品换热后与热低分油混合进入脱气塔（C-3201）第26层塔板,在脱气塔中脱除轻烃和硫化氢。塔顶气相经脱气塔顶空冷器（A-3201）和脱气塔顶水冷器（E-3201）冷却后进入脱气塔顶回流罐（D-3201），回流罐顶气体去制氢装置，液体经脱气塔顶回流泵（P-3202）打回脱气塔做塔顶回流。脱气塔底油经泵（P-3201）送至柴油/分馏进料换热器（
12、E-3211）和尾油/分馏进料换热器（E-3202）分别与柴油和尾油产品换热后，去分馏塔进料加热炉（F-3201）加热至要求的温度（346），之后进入主分馏塔（C-3202）第8层塔板，在主分馏塔内实现分馏过程。分馏塔顶,分馏系统,2019年11月12日,气相经分馏塔顶空冷器（A-3202）冷却进入分馏塔顶回流罐（D-3202）进行气液分离，气体去分馏进料加热炉F-3201）作燃料气；液体（粗石脑油）一部分经分馏塔顶回流泵（P-3211）送回分馏塔作塔顶回流，另一部分经分馏塔顶产品泵（P-3203）送至石脑油分馏塔（C-3205）。 主分馏塔设两个中段回流和两个侧线。一中回流用一中回流泵（P-
13、3209）自分馏塔38层塔板抽出，经一中回流蒸汽发生器（E-3203）发生0.35MPa蒸汽后返回主分馏塔39层塔板上方；二中回流用二中回流泵（P-3210）自分馏塔24层塔板抽出后分两路，分别去航煤重沸器（E-3205）和石脑油重沸器（E-3207）作航煤汽提塔和石脑油分馏塔热源，换热后并成一路经二中回流蒸汽发生器,分馏系统,2019年11月12日,柴油侧线自26层塔板抽出，自流入柴油汽提塔（C-3203）进行汽提，汽相返回主分馏塔26层塔板上方，液相柴油产品由柴油泵（P-3205）抽出依次经柴油/分馏进料换热器（E-3211）、柴油/原料油换热器（E-3212）和柴油空冷器（A-3205）
14、冷却后出装置。塔底尾油产品用尾油泵（P-3204）抽出经尾油/分馏进料换热器（E-3202）换热后进入尾油蒸汽发生器（E-3213）发生1.0MPa蒸汽，然后经过尾油/原料油换热器（E-3100）和尾油空冷器（A-3206）冷却后进入尾油缓冲罐（D-3206），用尾油接力泵（P-3215）分两路送出装置（分别去乙烯厂和炼厂罐 区）。 主分馏塔粗石脑油经石脑油进料/重石脑油换热器（E-3206）与重石产品换热后分三路分别进入石脑油分馏塔（C-3205）第20、22、24层塔板。塔顶汽相经轻石脑油空冷器（A-3203）冷凝后进入石脑油分馏塔顶回流罐（D-3203）进行气液分离，气体去分馏进料,分馏
15、系统,2019年11月12日,（E-3204）发生1.0MPa蒸汽后，返回主分馏塔25层塔板上方。航煤侧线自分馏塔40层塔板抽出，自流入航煤汽提塔（C-3203）进行汽提，汽相返回主分馏塔40层塔板上方，液相航煤产品用航煤泵（P-3206）抽出依次经航煤/冷低分油换热器（E-3208）和航煤空冷器（A-3204）冷却后出装置；加热炉（F-3201）作燃料气；液体经石脑油塔回流泵（P-3207）一部分打回流，另一部分作为塔顶产品经轻石脑油水冷器（E-3209）冷却后出装置。塔底重石脑油用重石脑油泵（P-3208）抽出，依次经石脑油进料/重石脑油换热器（E-3206）、重石脑油空冷器（A-3207
16、）、重石脑油水冷器（E-3210）冷却后出装置。,分馏系统,2019年11月12日,脱气塔顶回流罐（D-3201）、分馏塔顶回流罐（D-3202）和石脑油分馏塔顶回流罐（D-3203）都在水包中脱除含硫污水，同反应部分脱除的含硫污水汇合至D-3412，经污水提升泵P-3408送至污水汽提装置。,分馏系统,2019年11月12日,四、装置开停工过程中的关键操作,2019年11月12日,4.1催化剂的干燥 4.1.1催化剂干燥的原因与条件 以氧化铝或含硅氧化铝为载体的加氢精制催化剂和以无定形硅铝或含各种分子筛载体的加氢裂化催化剂，具有很强的吸水性。加氢催化剂在完成其最后一道高温干燥焙烧制备工序后，又经过过筛、装桶及使用前的装填过程中，暴露于大气中容易受潮，不可避免的吸收一些水分，少者为1%3%，多者可在5%以上。催化剂吸水受潮会影响催化剂的强度，并导致硫化效果变差，从而影响催化剂的活性，因此新催化剂使用前必须首先经过干燥。 催化剂器内干燥的工艺条件为： 催化剂干燥介质：氮气 操作压力：0.53.0MPa 循环气量：循环氢压缩机全量循环
