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1、2 格式号:PROC-2-b第一节工艺技术路线及特点一、工艺技术路线300104t/a渣油加氢脱硫装置采用CLG公司的固定床渣油加氢脱硫工艺技术，该工艺技术满足操作周期8000h、柴油产品硫含量不大于500ppm、 加氢常渣产品硫含量不大于0.35w% 、残炭不大于5.5w% 、Ni+V 不大于 15ppm的要求。二、工艺技术特点1、反应部分设置两个系列，每个系列可以单开单停（单开单停是指装置内二个系列分别进行正常生产和停工更换催化剂）。由于渣油加氢脱硫装置的设计操作周期与其它主要生产装置不一致，从全厂生产安排的角度，单开单停可以有效解决原料储存、催化裂化装置进料量等问题，并使全厂油品调配更灵
2、活。2、反应部分采用热高分工艺流程，减少反应流出物冷却负荷；优化换热流程，充分回收热量，降低能耗。3、反应部分高压换热器采用双壳、双弓型式，强化传热效果，提高传热效率。4、反应器为单床层设置，易于催化剂装卸，尤其是便于卸催化剂。5、采用原料油自动反冲洗过滤器系统，滤除大于25m以上杂质，减缓反应器压降增大速度，延长装置操作周期。6、原料油换热系统设置注阻垢剂设施，延长操作周期，降低能耗，而且在停工换剂期间可减少换热器和其它设备的检修工作。7、原料油缓冲罐采用氮气覆盖措施，以防止原料油与空气接触从而减轻高温部位的结焦程度。8、采用炉前混氢流程，避免进料加热炉炉管结焦。9、第一台反应器入口温度通过
3、调节加热炉燃料和高压换热器旁路量来控制，其他反应器入口温度通过调节急冷氢量来控制。10、在热高分气空冷器入口处设注水设施，避免铵盐在低温部位的沉积。11、循环氢脱硫塔前设高压离心式分离器除去携带的液体烃类，减少循环氢脱硫塔的起泡倾向，有利于循环氢脱硫的正常操作。12、设置高压膜分离系统，保证反应氢分压。13、冷低压闪蒸罐的富氢气体去加氢裂化装置脱硫后去PSA回收氢气。14、新氢压缩机采用二开一备，每台50% 负荷，单机负荷较小，方便制造，且装置有备机。15、分馏部分采用主汽提塔分馏塔流程，在汽提塔除去轻烃和硫化氢，降低分馏塔材质要求。分馏塔设侧线柴油汽提塔及中段回流加热原料油，降低塔顶冷却负荷
4、，提高能量利用率，减小分馏塔塔径。16、利用常渣产品发生部分低压蒸汽。通过对装置换热流程的优化，把富裕热量集中在温位较高的常渣产品，发生低压蒸汽。17、考虑到全厂能量综合利用，正常生产时常渣在150送至催化裂化装置。在催化裂化装置事故状态下，将常渣冷却至90送至工厂罐区。18、催化剂预硫化按液相预硫化方式设置。三、工艺流程说明（一）工艺流程简述1、反应部分原料油自进装置后至冷低压分离器（V-1812）前的流程分为两个系列，以下是一个系列的流程叙述：原料油在液位和流量的串级控制下进入滤前原料油缓冲罐（V-1801）。原料从 V-1801底部出来由原料油增压泵（P1801/S）升压，经中段回流油/
5、 原料油换热器（ E-1801AB ）、常渣 / 原料油换热器（ E-1802AB 、E-1803AB ）分别与中段回流油和常渣换热，然后进入原料油过滤器（S-1801）以除去原料油中大于 25m 的杂质。过滤后的原料油进入滤后原料油缓冲罐（V-1802），原料油从 V-1802底部出来后由加氢进料泵（P1802/S）升压，升压后的原料油在流量控制下进入反应系统。原料油和经热高分气 / 混合氢换热器（ E-1805AB ）预热后的混合氢混合，混合进料经反应流出物/ 反应进料换热器（ E-1804）预热后进入反应进料加热炉（ F-1801）加热至反应所需温度进入第一台加氢反应器（R-1801），
6、R-1801的入口温度通过调节 F-1801的燃料量和 E-1804的副线量来控制，R-1801底部物流依次通过其它三台反应器 （R-1802、 R-1803、 R-1804）， 各反应器的入口温度通过调节反应器入口管线上注入的冷氢量来控制。从R-1804出来的反应产物经过 E-1804换热后进入热高压分离器（ V-1803）进行气液分离， V-1803 底部出来的热高分液分别在液位控制下减压后，进入热低压分离器（V-1804）进行气液分离， V-1803顶部出来的热高分气分别经热高分气/ 混合氢换热器、热高分气蒸汽发生器（E-1806）换热后进入热高分气空冷器（E-1807），冷却到 52进
7、入冷高压分离器（ V-1806）进行气、油、水三相分离。为了防止铵盐在低温位析出堵塞管路，在热高分气空冷器前注入经注水泵（P-1803/S）升压后的脱硫净化水等以溶解铵盐。从V-1806顶部出来的冷高分气体（循环氢）进入高压离心分离器（V-1807）除去携带的液体烃类，减少循环氢脱硫塔（C-1801）的起泡倾向。自V-1807顶部出来的气体进入 C-1801底部，与贫胺液在塔内逆向接触， 脱除H2S， 脱硫溶剂采用甲基二乙醇胺 （MDEA），贫胺液从贫胺液缓冲罐 （V-1809）抽出经贫溶剂泵（ P-1804/S）升压后进入 C-1801顶部，从塔底部出来的富胺液降压后进入富胺液闪蒸罐（V-1
8、810）脱气。富液脱气后出装置去溶剂再生，气体去硫磺回收。自C-1801顶不出来的循环氢进入循环氢压缩机入口分液罐（V-1808）除去携带的胺液， V-1808顶部出来的循环氢分成两路，一路去氢提浓（ME-1801 ）部分，提浓后的氢气经提浓氢压缩机（K-1804）升压后与新氢压缩机（ K-1802A.B.C）出口新氢汇合，释放气去轻烃回收装置；另一路进入循环氢压缩机（ K-1801）升压，升压后的循环氢分为三部分，第一部分与新氢压缩机来的新氢混合，混合氢去反应部分；第二部分作为急冷氢去控制反应器入口温度；第三部分至E-1807前作为备用冷氢和 K-1801反飞动用。循环氢压缩机选用背压蒸汽透
9、平驱动的离心式压缩机。从两个反应系列的冷高压分离器底部出来的冷高分液分别在液位控制下减压混合后，进入冷低压分离器（V-1812）进行气液分离，冷低分液体在液位控制下从罐底排出并进入热低分气/ 冷低分液换热器（ E-1809）、柴油 / 冷低分油换热器（ E-1811）、常渣 / 冷低分油换热器（ E-1812）换热后进入汽提塔（ C-1803）。V-1812顶部出来的冷低分气去轻烃回收装置脱硫。冷高压分离器底部的含H2S、NH3的酸性水进入酸性水脱气罐（V-1823）集中脱气后送出装置。两个反应系列的热低分油在液位控制下从V-1803底部排出去分馏部分。 热低分气体经 E-1809换热后进入热
10、低分气空冷器 （E-1810） 冷却到 54，然后进入冷低压闪蒸罐（V-1811）进行气液分离，为了防止在低温位的地方有铵盐析出堵塞管路，在E-1810前注水以溶解铵盐。 V-1811顶部出来的富氢气体直接送至加氢裂化装置进行脱硫，然后去PSA 装置回收氢气；从下部出来的冷低压闪蒸液进入到冷低压分离器。新氢从全厂氢网送入，进入新氢压缩机经三段压缩升压后分两路分别与两个系列循环氢压缩机出口的循环氢混合，混合氢气分别返回到各自的反应部分。新氢压缩机设三台，二开一备，每一台均为三级压缩，每台的一级入口设入口分液罐，级间设冷却器和分液罐。2、分馏部分来自反应部分的热低分油与经加热后的冷低分液一起进入汽
11、提塔（C-1803）。塔底采用水蒸汽汽提。塔顶部气相经汽提塔顶空冷器（E-1814）冷凝冷却后进入汽提塔顶回流罐（V-1814）进行气液分离， V-1814气体与冷低分气一起出装置送至轻烃回收统一脱硫；V-1814底部出来的液体经汽提3 格式号:PROC-2-b塔顶回流泵（ P-1805/S）升压后分成两部分，一部分作为回流返回到塔顶部，另一部分去石脑油加氢。V-1814底部分水包排出的酸性水进入 V-1823脱气后出装置。为减轻塔顶管道和设备的腐蚀，在汽提塔的顶部管道注入缓蚀剂。汽提塔底油经分馏塔进料加热炉（F-1802）加热至合适温度进入分馏塔（C-1804），分馏塔设一个柴油抽出侧线和一
12、个中段回流，塔底采用水蒸汽汽提，塔顶气相经分馏塔顶空冷器（E-1815）冷凝冷却后进入分馏塔顶回流罐（V-1815）进行气液分离； V-1815底部出来的液体经分馏塔顶回流泵（P-1806/S）升压后分成两部分，一部分作为塔顶回流返回到塔顶部，另一部分在V-1815液位控制下与 C-1803塔顶油一道送出装置。 V-1815底部分水包排出的含油污水经含油污水泵（P-1807/S）升压后送注水罐回用。未汽提柴油从分馏塔抽出进入柴油汽提塔（C-1805），柴油汽提塔底设重沸器，以分馏塔底油为热源，C-1805顶气体返回到分馏塔。柴油从塔底部抽出经柴油泵（ P-1811/S）升压后再经柴油 / 低分
13、油换热器、柴油空冷器（E-1816）冷却到 50出装置。中段回流油从分馏塔集油箱用分馏塔中段回流泵（P-1809/S）抽出，进入 E-1801A.B换热后返回分馏塔。分馏塔底油（加氢常渣）经分馏塔底泵（P-1810/S）加压后依次经柴油汽提塔重沸器 （E-1818） 、 常渣/ 原料油换热器、常渣蒸汽发生器 （E-1817）等换热至 168作为热供料去催化裂化装置，或再经常渣空冷器（E-1819）冷却至 90出装置至罐区。3、催化剂预硫化为了使催化剂具有活性，新鲜的或再生后的催化剂在使用前均必须进行预硫化，设计采用液相硫化法，硫化剂为二甲基二硫化物（DMDS ）。两个系列催化剂可以分别独立进行
14、预硫化，以下是一个系列硫化的流程叙述：硫化时，系统内氢气经循环氢压缩机按正常操作路线进行循环，冷高压分离器压力为正常操作压力。DMDS 自硫化剂罐（ V-1831）来，至加氢进料泵入口管线，硫化油采用蜡油。自R-1804来的流出物经 E-1804、 V-1803、 E-1805A.B、 E-1806、 E-1807冷却后进入冷高压分离器 V1806 进行分离，冷高分气体经循环氢压缩机K-1801循环，催化剂预硫化过程中产生的水从V4004 底部间断排出。（二）主要操作条件如下：1 反应部分反应器液时空速，h-1 0.20 总气油比， SOR/EOR 1132/1232 反应器入口压力，SOR/
15、EOR MPa （g）19.45/19.88 平均反应温度，SOR/ EOR 391/402 2 热高压分离器温度 SOR/EOR 371/374 压力 MPa(G) 17.8 3 冷高压分离器温度52 压力 MPa(G) 17.5 4 反应进料加热炉入口/ 出口温度337/365 （SOR ） 350/378 （EOR ）压力 MPa(G) 20.6 5 循环氢压缩机入口温度61 入口/ 出口压力MPa(G) 17.46/21.43 循环氢压缩机设计能力m3n/h 224315（单台）6 新氢压缩机入口温度40 入口/ 出口压力MPa(G) 2.4/21.2 新氢压缩机设计能力m3n/h 5
16、1400（单台）7 提浓氢压缩机入口温度60 入口/ 出口压力MPa(G) 4.18/21.37 提浓氢压缩机设计能力m3n/h 31800 8 循环氢脱硫塔塔顶温度61 塔顶压力MPa(G) 17.5 9 汽提塔进料温度364/366 （SOR/EOR ）塔顶温度189/172 （SOR/EOR ）塔顶压力MPa(G) 1.1 塔底温度350/344 （SOR/EOR ）10 分馏塔进料温度371 塔顶温度124/129 （SOR/EOR ）塔顶压力MPa(G) 0.14 塔底温度354/322 （SOR/EOR ）10 柴油汽提塔进料温度226/231 塔顶温度227/247 塔顶压力MPa(G) 0.17 4 格式号:PROC-2-b塔底温度293 第二节副产品的回收、利用及“三废”处理方案一、副产品的回收和利用该装置副产品富氢气体和含硫燃料气。富氢气体约为 2422Kg/h（EOR ），其中 H2含量为83.02%（V）， H2S含量为 2.99%（V），C1含量为7.13%（V），C2含量为 3.34%（
