C9馏分油加氢精制工艺研究
一、前言
C9馏分油存在的主要问题是异味大，颜色深，烯烃和二烯烃多，通过加氢可以改善其性质，现在国内很多企业是将C9切割出60%~80%左右进行加氢生产优质的化工产品，但切割剩余的馏分只能做黑树脂处理，其经济效益受到很大的影响。辽宁国隆石油化工有限公司（以下简称“国隆石化”）是一家经营C9馏分油多年的企业，为了提高产品质量，使C9馏分油得到有效利用特委托抚顺新瑞催化剂有限公司（以下简称“新瑞公司”）开发C9全馏分加氢项目，为此新瑞公司在200ML加氢装置上进行C9全馏分油加氢精制工艺研究。
二、试验部分
1、原料油
试验用原料油是国隆石化提供的抚顺乙烯厂的裂解C9，其中用2010年1月送来的第一批原料作了大量的试验均没有达到试验要求的目的，后了解到装C9馏分油原料的包装桶内有异物，将原料油污染了。2010年2月下旬国隆石化再次送抚顺乙烯厂C9原料，其物化性质见表1。
表1 C9馏分油性质
从表1可以看出C9馏分油溴值高、密度大、原料不饱和烃含量高等特点，因此加氢难度较大。
2、催化剂的性质
C9馏分油加氢工艺研究过程中新瑞公司根据原料油的物化性质研究制备了14种催化剂，经过探索性评价试验，最后筛选出C-11、C-13、C-14三个一段加氢催化剂并和国内外的四种催化剂进行了对比试验，催化剂的物化性质见表2。
表2 催化剂物化性质
试验在实验室200mL连续加氢固定床小试装置上进行。反应器由六段电炉加热，可分段由数显温控表控制床层温度，使反应在等温床层中进行；进油量用计量管计量，可准确指示进油的速率；原料油和氢气混合后一次通过反应器；废气用浮子流量计计量，并用湿式气体流量计定时校正流量。试验所用氢气为甲醇制氢，氢纯度＞99.5%。装置的原则示意流程见图1 。
1、压力调节器
2、计量管
3、计量泵4-1、4-2反应器
5、高压分离器
6、低压分离器
7、气体流量计
图1 小型加氢评价装置原则流程图
4、试验结果
4.1二段加氢试验结果
一段原料油为一段加氢产品与C9原料按体积比5：1均匀混合，其物化性质见表3。
表4为二段加氢试验工艺条件和产品性质。
表4 两段评价工艺条件和产品性质
由表4可以看出C9馏分油经过两段加氢后生成油的颜色已为水白色，溴值由78.64 gBr.100g-1降低到＜1 gBr.100g-1，密度由0.9132 kg.m-3降低到0.7998 kg.m-3，硫、氮含量明显的降低，油品质量得到大幅度提高。
4.2一段串联加氢评价结果
原料为加氢产品与C9按体积比5：1均匀混合而得。其物化性质见表5。
表5 原料油性质
在此工艺条件下进行稳定性试验，稳定性试验共进行了18天，产品数据见表7。
表7 稳定性试验结果
试验运转18天后产品颜色开始变黄，停装置对一反催化剂进行处理，处理后仍不见产品外观有所好转，将反应压力调到8.0MPa后，产品外观恢复为水白色，在此工艺条件下试验运转了6天后，产品颜色开始变黄，停止试验。
4.3工艺条件的考察
只将一反的C-13催化剂更换为新鲜催化剂，对一反催化剂进行活化处理后与二反进行串联，开始考察不同工艺条件下催化剂的活性。
4.3.1不同压力的评价结果
表8 不同压力下的评价结果
从表8 可以看出当反应压力低于3.5MPa时，产品的硫、氮含量明显增加，溴值也＞1 gBr.100g-1，当压力为3.5MPa时产品的硫、氮含量和溴值达到产品质量指标，当压力为8.0MPa时产品质量优于压力为3.5MPa时所以C9馏分油加氢的压力应≥3.5MPa。
4.3.2不同氢油体积比的评价结果
表9 不同氢油比评价结果
由表9可以看出当氢油体积比为300时产品质量达不到产品质量指标，当氢油体积比为500和700时产品质量达到产品质量指标。所以C9馏分油加氢的氢油体积比应≥500。
4.3.3不同温度下的评价结果
表10 不同温度下的评价结果
由表10可以看出当一反温度＜70℃，二反温度＜310℃时，所得产品质量不合格，所以C9馏分油加氢的反应温度应≥70℃/310℃。
4.3.4不同体积空速下的评价结果
表11 不同体积下的评价结果
由表11看出体积空速＞2.0h-1时产品的硫、氮含量和溴值均不合格，所以C9馏分油加氢的体积空速应≤2.0h-1。
由以上数据可以看出新瑞公司开发的C9全馏分油加氢催化剂在反应温度为70℃/310℃，体积空速为2.0h-1，反应压力为3.5MPa，氢油体积比为500的工艺条件下加氢产品的溴值＜1 gBr.100g-1，硫、氮含量＜5μg.g-1。
4.3.5盘锦裂解C9馏分油加氢结果
2010年4月上旬国隆石化送来200L盘锦裂解C9馏分油进行加氢试验，原料油性质见表12。
表12 盘锦裂解C9馏分油性质
由表12看出盘锦裂解C9馏分油的密度、馏程、溴值、外观等各项指标的性质比抚顺裂解C9馏分油的差，加氢难度也会有所增加。
在反应温度为70℃/310℃，体积空速为2.0h-1，反应压力为3.5Mpa，氢油体积比为500的工艺条件下将抚顺C9馏分油换进盘锦裂解C9馏分油，其产品性质见表13。
表13 盘锦裂解C9馏分油加氢结果
运转12h后更换抚顺裂解C9馏分油，连续运转3个恒定样后，外观又恢复为水白色。由此可见盘锦裂解C9馏分油不适合现有工艺技术。
4.4参比剂评价结果
为了验证新瑞公司开发的催化剂的活性，选用了国内外的几种C9馏分油加氢催化剂为参比剂反应温度为70℃/310℃，体积空速为 2.0h-1，反应压力为3.5MPa，氢油体积比为500的工艺条件下进行活性评价，原料油为一段串联所用原料，其性质见表5。催化剂经过氢还原和钝化后换进原料，所得产品性质见表12。
表12 参比剂评价结果
由表12可以看出几种参比剂在对C9全馏分油加氢时，其活性均达不到C-13催化剂的活性水平，由此可见新瑞公司开发的C-13催化剂在对抚顺乙烯裂解C9全馏分油加氢具有一定的优越性。
三、结论
1、新瑞公司开发的C9全馏分一段串联加氢工艺针对抚顺乙烯裂解C9馏分油加氢取得了阶段性的成功，可以进行工业中式放大试验。
2、新瑞公司开发的C9全馏分加氢催化剂活性指标超过了国内外的几种参比剂的水平，可以进行中式放大生产。
3、对于盘锦裂解C9馏分油加氢生产合格化工产品，需从原料、催化剂及工艺条件等方面重新进行设计。
纯苯是重要的石油化工基本原料，苯的产量 和生产技术水平也是一个国家石油化工发展水平的重要标志之一。 用于生产苯乙烯等化工产品的原料只能是石油苯，焦化苯是不能直接用作化工原料的，到目前为止焦化苯绝大多数用在溶剂和涂料等方面，然而石油苯资源是有限的，况且随着石油化工的发展，苯的需求量将猛增，为了适应石油化工的发展，扩大化工原料苯的来源迫在眉睫，因此对焦化苯进行精制是首选的课题[1]。我国的焦化苯资源极为丰富，约占我国苯总产量的20％，但由于含有各种噻吩等硫化物和碱性氮化物等含氮化合物杂质，特别是硫化物，如0.2％～1.66％的噻吩等，从而限制了它的进一步深加工利用，它不能直接用于有机化工合成，必须预先进行精制。 1 实验部分 1.1 加氢精制基本原理 焦化苯中含有的硫化物中主要有噻吩类和 硫醇类，氮化物中主要有碱性氮和有机氮化物。噻吩加氢生成硫化氢和烃类；氮化物加氢生成氨和烃类； 用水洗的方法将碱性氮、硫醇除掉。 焦化苯加氢精制工艺流程图见图1。 1.3催化剂性质 催化剂性质见表1。 表1催化剂性质Table 1 Catalyst properties 孔容/（mL ·g -1）比表面积/(m 2·g -1)形状侧压强度/（N ·cm -1）堆积密度/（g ·mL -1）0.416 198.9 条形 352.8 0.85 焦化苯加氢精制工艺研究* 第38卷第5期2009年10月当代化工Contemporary Chemical Industry Vo1.38， No.5October ，2009 *收稿日期：2009-09-14作者简介：苏波(1972-)，男，辽宁辽阳人，工程师，1994年毕业于北京化工大学，现从事石油化工工艺设计。电话：0413-*******， E-mail ：suboo@https://www.doczj.com/doc/152871928.html, 。 苏波，曾蓬 摘要：介绍一种焦化苯加氢精制脱除杂质的工艺方法。该技术采用加氢精制，精制后的产品 噻吩脱除率99.99％以上、 总硫脱除率＞99％、碱性氮脱除率100％、总氮脱除率＞99％、液收＞99％，精制苯中总硫质量分数＜1×10-6，检测不出总氮。精制后的产品符合石油苯国家标准的质量要求，可用于有机化工合成。关 键 词：焦化苯；加氢；精制；脱硫； 中图分类号：TQ 241.1+1 文献标识码：A 文章编号：1671-0460（2009）05-0475-04 （中国石油集团工程设计有限责任公司抚顺分公司，辽宁抚顺113006） 图1 焦化苯加氢精制工艺流程图 Fig .1 Process flow diagram of coking benzene hydrorefining
使用寿命，减少对环境的污染。该工艺的反应条件一般为:压力4-8MPa，温度320-400℃。
(绝大多数的加氢过程采用固定床反应器)中。反应完成后，氢气在分 离器中分出，并经压缩机循环使用。产品则在稳定塔中分出硫化氢、氨、水以及在反应过程中少量分解而产生的气态氢。 也称[加氢处理，石油产品最重要的精制方法之一。指在氢压和催化 剂存在下，使油品中的硫、氧、氮等有害杂质转变为相应的硫化氢、水、氨而除去，并使烯烃和二烯烃加氢饱和、芳烃部分加氢饱和，以 改善油品的质量。有时，加氢精制指轻质油品的精制改质，而加氢处 理指重质油品的精制脱硫。 20世纪50年代，加氢方法在石油炼制工业中得到应用和发展，60年 代因催化重整装置增多，石油炼厂可以得到廉价的副产氢气，加氢精 制应用日益广泛。据80年代初统计，主要工业国家的加氢精制占原 油加工能力的38.8％～63.6％。 加氢精制可用于各种来源的汽油、煤油、柴油的精制、催化重整原料 的精制，润滑油、石油蜡的精制（见彩图），喷气燃料中芳烃的部分 加氢饱和,燃料油的加氢脱硫,渣油脱重金属及脱沥青预处理等。氢分 压一般分1～10MPa，温度300～450℃。催化剂中的活性金属组分常 为钼、钨、钴、镍中的两种（称为二元金属组分），催化剂载体主要 为氧化铝、或加入少量的氧化硅、分子筛和氧化硼，有时还加入磷作 为助催化剂。喷气燃料中的芳烃部分加氢则选用镍、铂等金属。双烯 烃选择加氢多选用钯。 加氢改质反应，则是提高十六烷指数，十六烷值是柴油燃烧性能的重要指标。
柴油馏分中，链烷烃的十六烷值最高，环烷烃次之，芳香烃的十六 烷值最低。同类烃中，同碳数异构程度低的烃类化合物具有较高的 十六烷值，芳环数多的烃类具有较低的十六烷值。因此，环状烃含 量低，链状烃含量多的柴油具有较高的十六烷值。催化柴油（LCO）中双环和三环芳烃，在MCI过程中，双环以上的芳烃只进行芳环饱 和和环烷开环，其分子碳数不变。由于双环和三环芳烃转化为烷基苯，柴油中的高十六烷值组分增加，故柴油的十六烷值可得到较大 幅度的提高。 加氢裂化 在较高的压力的温度下[10-15兆帕（100-150大气压），400℃左右]，氢气经催化剂作用使重质油发生加氢、裂化和异构化反应，转化为轻质油（汽油、煤油、柴油或催化裂化、裂解制烯烃的原料）的加工过程。它与催化裂化不同的是在进行催化裂化反应时，同时伴随有烃类加氢反应。加氢裂化的液体产品收率达98％以上，其质量也 远较催化裂化高。虽然加氢裂化有许多优点，但由于它是在高压下操作，条件较苛刻，需较多的合金钢材，耗氢较多，投资较高，故没有像催化裂化那样普遍应用。 催化裂化时在高温和催化剂的作用下使重质油发生裂化反应，转变为干气、液化气、汽油、柴油、油浆等的过程。 加氢裂化是在高温高压下氢气经催化剂作用使重质油发生加氢、裂化和异构化反应，转化为轻质油（汽油、煤油、柴油或其他油料）的过程
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。
费托合成油生产技术及经济评价（一） 1．概述 由天然气制液体燃料的气转液（GTL）技术是当前C1化工的重要发展方向。合成油作为21世纪GTL的三种燃料（合成油、二甲醚、甲醇）之一，则成为发展热点。 费托法生产合成油的历史大约可追溯到20世纪20年代。1923年德国科学家F.Fischer和H.Tropsch发明了由合成气制液态烃技术，简称FT合成。1936年德国首先工业化，到1946年德、法、日、中、美共建16套以煤为基础的装置，总生产能力达136万t/a(1)。之后，由于石油工业的兴起和发展，致使大部分FT合成装置关闭停运。 目前世界上掌握合成油技术的生产商主要有两家，其中一家是南非的Sasol公司，另一家是英荷Shell公司。Sasol公司40多年来已不断完善煤基合成油的技术，并在此基础上开发出用天然气制合成油的技术。1991年Sasol开发的先进循环流化床合成工艺（Sasol Advanced synthol，简称SAS），由于SAS反应器改善了气体分布状况，使催化剂消耗量减少40%(2,3)。Sasol用该技术在西开普省的Mossel湾建成南非第一个天然气制合成油工厂。该厂装备了三座SAS反应炉，设备总投资约12亿美元，日产合成油3万桶。与此同时，Sasol公司还开发了浆态床馏分油合成工艺(Slurry Phase Distillate,简称SPD)。现Sasol公司已成为世界最大的以煤为原料生产合成油及化工产品的煤化工基地。如今每年消耗4590万t低质煤，生产458万t燃油(15万桶/日)和310万t化工产品。合成油占南非总燃油市场的40％(2)。
英荷Shell公司经多年开发，已拥有世界先进的天然气制合成油技术，即中间馏分油合成技术(Shell Middle Distillate Synthesis，简称SMDS)。该工艺将传统FT技术和分子筛裂化或加氢裂化相结合生产高辛烷值汽油或优质柴油。1993年，利用该技术已在马来西亚建成工业装置，其天然气处理量约为10亿m3/a，产品为1.2万桶/日(相当于45万t/a)，现扩建为75万t/a。此外，Exxon公司也在1996年声称开发成功AGC－21合成油工艺(3)。Syntroleum、Rentech等公司也相继开发了各自的合成油工艺。 中科院山西煤炭化学研究院长期以来一直从事以煤为原料的合成油技术开发。针对通常FT合成油存在产物分子量分布宽、烷烃多、产物中汽油馏分少、辛烷值低的缺点，提出采用超细Fe-Mn催化剂设想，目的是提高催化剂活性、抑制碳链过度增长，制成Fe-Mn尖晶石以降低加氢活性使产物富含烯烃，并改善结炭倾向。为提高汽油质量，采用等压两段连串反应器，第二段用ZSM－5分子筛使第一段富烯产物发生叠合、烷基化、异构化、氢转移等重整反应以提高汽油的辛烷值[4]。现该工艺完成中试和技术经济评估，正进行万吨级软件开发。该工艺主要特点是产品单一，流程简单。为了提高效率，该所还进行了浆态床的开发，并力争在2006年建成百万吨级工业装置。 本文主要介绍国外几种合成油工艺及技术经济评价，以为我国合成油工业的发展提供借鉴。 2．几种合成油工艺过程 以合成气为原料的FT合成工艺通常由合成气发生、FT合成及改
加氢裂化工艺流程概述 全装置工艺流程按反应系统（含轻烃吸收、低分气脱硫）、分馏系统、机组系统（含PSA系统）进行描述。 1.1反应系统流程 减压蜡油由工厂罐区送入装置经原料升压泵（P1027/A、B）后，和从二丙烷罐区直接送下来的轻脱沥青油混合，在给定的流量和混合比例下原料油缓冲罐V1002液面串级控制下，经原料油脱水罐（V1001）脱水后，与分馏部分来的循环油混合，通过原料油过滤器（FI1001）除去原料中大于25微米的颗粒，进入原料油缓冲罐（V1002），V1002由燃料气保护,使原料油不接触空气。 自原料油缓冲罐(V1002)出来的原料油经加氢进料泵 (P1001A,B)升压后，在流量控制下与混合氢混合，依次经热高分气/混合进料换热器（E1002）、反应流出物/混合进料换热器(E1001A,B)、反应进料加热炉（F1001）加热至反应所需温度后进入加氢精制反应器（R1001），R1001设三个催化剂床层，床层间设急冷氢注入设施。R1001反应流出物进入加氢裂化反应器（R1002）进行加氢裂化反应，两个反应器之间设急冷氢注入点，R1002设四个催化剂床层，床层间设急冷氢注入设施。R1001反应流出物设有精制油取样装置，用于精制油氮含量监控取样。 由反应器R1002出来的反应流出物经反应流出物/混合
进料换热器(E1001)的管程，与混合原料油换热，以尽量回收热量。在原料油一侧设有调节换热器管程出口温度的旁路控制，紧急情况下可快速的降低反应器的入口温度。换热后反应流出物温度降至250℃，进入热高压分离器（V1003）。热高分气体经热高分气/混合进料换热器（E1002）换热后，再经热高分气空冷器（A1001）冷至49℃进入冷高压分离器（V1004）。为了防止热高分气在冷却过程中析出铵盐堵塞管路和设备，通过注水泵（P1002A,B）将脱盐水注入A1001上游管线，也可根据生产情况，在热高分顶和热低分气冷却器（E1003）前进行间歇注水。冷却后的热高分气在V1004中进行油、气、水三相分离。自V1004底部出来的油相在V1004液位控制下进入冷低压分离器（V1006）。自V1003底部出来的热高分油在V1003液位控制下进入热低压分离器（V1005）。热低分气气相与冷高分油混合后，经热低分气冷却器（E1003）冷却到40℃进入冷低压分离器（V1006）。自V1005底部出来的热低分油进入分馏部分的脱丁烷塔第29层塔盘。自V1006底部出来的冷低分油分成两路，一路作为轻烃吸收塔（T1011）的吸收油，吸收完轻烃的富吸收油品由T-1011的塔底泵P-1016再打回进冷低分油的进脱丁烷塔线。依次经冷低分油/柴油换热器（E1004）、冷低分油/减一线换热器（E1005A,B）、冷低分油/减二线换热器（E1014）和冷低分油/减底油换热器（E1015），分别与柴油、减一线油、减二
第32卷 第2期2009年4月 煤炭转化 COA L CON V ERSION V ol.32 N o.2A pr.2009 *国家自然科学基金重大项目(20590361).1)硕士生;2)研究员、硕士生导师;3)研究员、博士生导师,中国科学院山西煤炭化学研究所煤转化国家重点实验室,030001 太原收稿日期:2008 12 26;修回日期:2009 01 16 费托合成油品脱酸和含氧化合物过程模拟 * 董立华1) 郝 栩2) 曹立仁2) 李永旺3) 摘 要 提出了三种从费托合成油品中脱酸和含氧化合物工艺.借助Aspen Plus 模拟软件对三种工艺进行了优化设计,并对三种工艺的优劣进行了比较.结果表明,萃取精馏法工艺比较复杂;共沸精馏法在工艺上比萃取精馏法简单,而且达到同样的分离目标所需的工艺条件温和,节约了成本;非均相共沸精馏与均相共沸精馏相比,所需的溶剂比较低,而且溶剂回收更容易实现,从而降低了成本,但是,非均相共沸精馏的缺点在于其溶剂回收率不如均相共沸精馏高. 关键词 费托合成,脱酸,脱含氧化合物,Aspen Plus 模拟中图分类号 T Q028.3,TQ517.2 0 引 言 煤基费托合成液体燃料,由于工艺的特殊性,几乎不含环状烃、硫和氮等杂原子,是煤炭清洁高效利用的一种有效途径.费托合成油除可生产优质无硫、无芳、低密度和高十六烷值的柴油组分外,还可生产石蜡、润滑油、溶剂油等特种油品和各种烯烃等化工产品.特别是低温F T 合成轻质烃中直链 烯烃(LAOs)占的比例较大,在低温浆态床反应器生产的轻质烃中,含烷烃44%,含烯烃50%,而烯烃中LA Os 就占烯烃质量的95%. [1] LAOs 作为共聚单 体、表面活性剂合成中间体、增塑剂醇、合成润滑油和油品添加剂等广泛应用于各种领域,是石油化工的重要原料.[2]但是目前最主要的LAOs 生产技术乙烯齐聚法不能生产具有市场潜力的奇数LAOs,而且成本偏高.SASOL 公司从F T 粗产品中抽提1 己烯,比Philips 公司采用的乙烯三聚生产1 己烯的成本低了40%.所以从F T 油品中分离直链 烯烃具有重要的意义.费托合成油品中除含有烃组分外,还含有有机酸以及醇、醛、酮、酯等含氧化合物,由于烃和含氧化合物可形成大量共沸物,所以不能通过简单的精馏除去烃中的含氧化合物.而酸和含氧化合物的脱除是后续烷烯分离和 烯烃提纯的基础.所以,本文通过概念设计和Aspen Plus 模拟计算的方法提出了三种脱除烃中酸和含氧化合物的工艺,并对各工艺的模拟结果进行了比较.1 模拟基础 本文选用中科合成油技术有限公司中试装置生产轻质油,通过精馏切割获得相对比较集中的C8 馏分的组分,模拟计算以此馏分为基础,此馏分组分分布见表1. 表1 费托合成冷阱油C8馏分组分分布 T able 1 Components o f C8fraction in Fischer T r opsch o il No.Co mponent Mass f ract i o n Molecular wei g ht N ormal po i nt/K 11 pent ano l 0.100 60788.150410.95026 m ethyl 1 heptene 0.002361112.215386.35035 m ethyl 1 heptene 0.003721112.215386.45042 m ethyl heptane 0.006833114.231390.80054 m ethyl heptane 0.009692114.231390.8606N but yric acid 0.00072788.106436.42073 m ethyl heptane 0.014884114.231392.08081 hex anal 0.005530100.161401.45092 m ethyl 1 heptene 0.008680112.215392.370101 o c t ene 0.448468112.215394.44011T rans 4 oct ene 0.001260112.215395.41012Cis 4 oct ene 0.003348112.215395.69013N oct ane 0.305209114.231398.83014T rans 2 oct ene 0.017473112.215398.15015M ethyl valerate 0.001327116.160400.55016Cis 2 oct ene 0.022393112.215398.750172 ethyl pentanol 0.000977116.203439.000182 met hy l pent ano l 0.002730102.177421.150194 met hy l pent ano l 0.015668102.177425.000204 met hy l 2 he x anone 0.001755114.188412.000213 met hy l pent ano l 0.011572102.177425.550223 m ethyl butyric acid 0.000427102.133449.680233,5 dim ethyl heptane 0.001421128.255409.150243 m ethyl 1 o ctene 0.002110126.239 251 hex ano l 0.006 229 102. 177 430.550 Sum 0.995402
加氢车间工艺描述 Prepared on 24 November 2020
加氢车间工艺描述 1、制氢装置： 制氢工艺采用轻烃蒸汽转化法制氢，制氢装置设计以催化干气为原料为主。转化制氢过程可分为原料净化、轻烃蒸汽转化、CO中温变换等过程。制氢装置全系统包括原料气压缩、原料气精制、轻烃蒸汽转化、CO中温转换、余热锅炉、PSA等部分。 制氢工艺基本过程是：原料气进入精制系统加氢、脱硫反应器，在一定的操作温度、氢气压力和空速条件下，在催化剂作用下，进行加氢烯烃饱和、脱硫、脱氯化学反，把原料气中有机硫化物、氯化物脱除，烯烃完全饱和。精制原料气进入转化炉炉管，并在一定压力、温度、空速、水碳比条件下，通过转化催化剂作用，生成氢气和一氧化碳、二氧化碳和少量的甲烷，进入中变反应器，通过中温变换催化剂的作用,使CO与水蒸汽进行中温变换反应生成氢气和。中变气进入PSA氢提纯装置，进行变压吸附脱除中变气中杂质，得到纯 CO 2 度%的高纯度氢气。 2、柴油加氢装置 加氢精制工艺主要是用于油品精制方面，其目的是除掉油品中的硫、氮、氧化合物，饱合油品中烯烃以及去掉油品中金属、非金属杂质。 本套以催化柴油、常柴的混合油为原料，经过加氢反应进行脱硫、脱氮、烯烃饱和等反应，生产满足国五要求的精制柴油。 工艺流程如下：混合原料经预热后热氢混合后进入反应炉加热升温。进入反应器进行加氢脱硫、脱氮、脱氧反应。加氢反应产物经冷却进入高、低压分离系统进行气、液、水三相分离。分离出的氢气进入循环氢压缩机建立临氢系统氢气循环。柴油进入汽提塔进行硫化氢汽提。汽柴油进入分馏塔进行分馏。
3、汽油加氢装置 汽油加氢装置根据催化裂化汽油中硫、烯烃、芳烃含量的分布特点，将催化裂化汽油切割为LCN和HCN两个汽油馏分。HCN部分在选择性加氢脱硫催化剂作用下，通过缓和条件进行加氢脱硫反应，，LCN部分不经过选择性加氢脱硫反应，从而使芳烃基本不饱和，烯烃也得到最大程度的保留，从而实现在脱硫的同时辛烷值损失最小。该装置由预加氢部分，预分馏部分，选择性加氢部分，汽提部分及公用工程部分组成，原料油为催化汽油。 工艺流程简述：原料油经过滤换热后进入预加氢反应器，预加氢反应流出物通过换热减压后进入预分馏塔，塔顶油气经冷凝冷却后进入预分馏塔顶回流罐进行油、气、水分离，闪蒸出的气体送出装置处理，油相经预分馏塔顶回流泵升压后分别作为塔顶回流一路作为轻汽油外出。重汽油进入HDS 第一反应器、HDS 第二反应器，进行深度加氢脱硫反应。反应流出物进入分离器进行气、油、水三相分离，分离器底部出来的低分油进入汽提部分；含硫污水送出装置处理；顶部出来的循环氢脱硫后与装置外来新氢混合后与重汽油混合作为混合进料。低分油进入汽提塔，塔顶油气进入汽提塔顶回流罐进行油、气、水分离，闪蒸出的气体送出装置处理，油相作为塔顶回流，塔底精制重汽油与轻汽油混合后作为产品送出装置。 加氢车间
柴油加氢精制工艺 定义：加氢精制是指在一定温度、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。提高油品品质的过程。 石油馏分中各类含硫化合物的C—S键是比较容易断裂的，其键能比C—C或C—N键的键能小许多。在加氢过程中，一般含硫化合物中的C—S键先行断开而生成相应的烃类和H2S。但由于苯并噻吩的空间位阻效应，C-S键断键较困难，在反应苛刻度较低的情况下，加氢脱硫率在85%左右，能够满足目前产品柴油硫含量小于2000ppm 的要求。 柴油馏分中有机氮化物脱除较困难，主要是C-N键能较大，正常水平下，在目前的加氢精制技术中脱氮率一般维持在70%左右，提高反应压力对脱氮有利。 烯烃饱和反应在柴油加氢过程中进行的较完全，此反应可以提高柴油的安定性和十六烷值。 当然，在加氢精制过程中还有脱氧、芳烃饱和反应。加氢脱硫、脱氮、脱氧、烯烃饱和、芳烃饱和反应都会进行，只是反应转化率纯在差别，这些反应对加氢过程都是有利的反应。但同时还会发生烷烃加氢裂化反应，此种反应是不希望的反应类型，但在加氢精制的反应条件下，加氢裂化反应有不可避免。目前为了解决这个问题，主要是
调整反应温度和采用选择性更好的催化剂。 下面以我厂100万吨/年汽柴油加氢精制装置为例，简单介绍一下工艺流程： 60万吨柴油加氢精制 F101D201 D102 D101 SR101 P101P102E103E101 R101 K101 D106 E104 D103D104 D105 D107 P103 P201 E201A202 P202 A201 K101 E101E102E103A101 产品柴油 循环氢 低分气 C201 催化汽油选择性加氢脱硫醇技术（RSDS技术） 催化汽油加氢脱硫醇装置的主要目的是拖出催化汽油中的硫含量，目前我国大部分地区汽油执行国三标准，硫含量要求小于150ppm，烯烃含量不大于30%，苯含量小于1%。在汽油加氢脱硫的过程中，烯烃极易饱和，辛烷值损失较大，针对这一问题，石科院开发了RSDS技术。本技术的关键是将催化汽油轻重组分进行分离，重组分进行加氢脱硫，轻组分碱洗脱硫。采取轻重组分分离的理论基础是，轻组分中烯烃含量高，可达到50%以上，通过直接碱洗，辛烷值
加氢反应器制造工艺设计 一：加氢反应器的设计背景 工程科学是关于工程实践的科学基础，现代过程装备与控制工程是工程科学的一个分支，因此，生产实习是工科学习的重要环节。在兰州兰石集团实习期间，对化工设备的发展前景和各种化工容器如反应釜、换热器、储罐、分液器和塔器等的有所了解和学习。生产实习的主要任务是学习化工设备的制造工艺和生产流程，将理论知识与生产实践相结合，理论应用于实际。因此，过程装备与检测的课程设计的设置是十分必要的。由于我们实习的加工车间正在进行加氢反应器的生产，而加氢反应器是石油化工行业的关键设备，其生产工艺和设计制造在化工设备中具有显著的代表性，为此，选择加氢反应器这一典型的化工设备作为课程设计的设计题目。 二：加氢反应器的主要设计参数 1：引用的主要标准及规范 国家质量技术监督局颁发的《压力容器安全技术监察规程》（99）版 GB150-1998 《钢制压力容器》 GB6654-1996 压力容器用钢板（含1、2号修改单） JB4708-2000 钢制压力容器焊接工艺评定 JB/T4709-2000 钢制压力容器焊接规程 JB4744-2000 钢制压力容器产品焊接试板的力学性能检验 JB/T4730-2005 承压设备无损检测 JB4726-2000 压力容器用碳素钢和低合金钢锻件 JB4728-2000 压力容器用不锈钢锻件 GB/4237-2007 不锈钢热轧钢板和钢带 GB/T3280-2007 不锈钢冷轧钢板和钢带 GB/T3077-1999 合金结构钢 GB/T14976-2002 流体输送用不锈钢无缝钢管 JB/T4711-2003 压力容器涂敷与运输包装 2 主要技术参数 表一 设计压力 5.75／0.1MPa 设计温度375／177℃ 最高工作压力 4.88MPa 最高工作温度343℃ 容器类别三类容器 容积78.2立方米 腐蚀裕量0 水压试验立式7.47／卧式7.55MPa 盛装介质石脑油、油气、氢气、硫化氢 主体材质15CrMoR 3 结构特点 该加氢精制反应器为板焊结构，其内径φ4000㎜，壁厚98㎜，由2节组成；封头内半径2022
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
第一章工艺设计说明书 1.1概述 苯加氢项目包括生产设施和生产辅助设施，主要为：制氢、加氢、预蒸馏、萃取、油库、装卸台等。生产高纯苯、硝化级甲苯、二甲苯、非芳烃、溶剂油等。苯、甲苯、二甲苯（简称BTX）等同属于芳香烃，是重要的基本有机化工原料，由芳烃衍生的下游产品，广泛用于三大合成材料（合成塑料、合成纤维和合成橡胶）和有机原料及各种中间体的制造。纯苯是重要的化工原料，大量用于生产精细化工中间体和有机原料，如合成树脂、合成纤维、合成橡胶、染料、医药、农药。它还是重要的有机溶剂。我国纯苯的消费领域主要在化学工业，以苯为原料的化工产品主要有苯乙烯、苯酚、己内酰胺、尼龙66盐、氯化苯、硝基苯、烷基苯和顺酐等。在炼油行业中也会用作提高汽油辛烷值的掺和剂。甲苯是一种无色有芳香味的液体，除用于歧化生产苯和二甲苯外，其化工利用主要是生产甲苯二异氰酸脂、有机原料和少量中间体，此外作为溶剂还用于涂料、粘合剂、油墨和农药与大众息息相关的行业等方面。国际上其主要用途是提高汽油辛烷值或用于生产苯以及二甲苯，而在我国其主要用途是化工合成和溶剂，其下游主要产品是硝基甲苯、苯甲酸、间甲酚、甲苯二异氰酸酯等，还可生产很多农药和医药中间体。另外，甲苯具有优异的有机物溶解性能，是一种有广泛用途的有机溶剂。二甲苯在化工方面的应用主要是生产对苯二甲酸和苯酐，作为溶剂的消费量也很大。间二甲苯主要用于生产对苯二甲酸和间苯二腈。焦化粗苯主要含苯、甲苯、二甲苯等芳香烃，另外还有一些不饱和化合物、含硫化合物、含氧化合物及氮化合物等杂质。粗苯精制就是以粗苯为原料，经化学和物理等方法将上述杂质去除，以便得到可作原料使用的高纯度苯。近年来，国内许多钢铁企业的焦化项目纷纷上马，焦化粗苯的产量迅速增加，为粗苯加氢精制提供了丰富的原料。 1.1.1项目的来源 随着我国化工行业的快速发展，近年来苯下游产品产能增长较快，尤其是苯乙烯、苯酚、苯胺、环己酮等生产装置的大量建设，对苯、甲苯、二甲苯等重要的有机化工原料需求大增，而国内苯系列产品生产能力增长缓慢，不能满足市
一、全装置物料平衡 1、物料平衡 本设计的处理量为95万吨/年，反应阶段为其末期，每年开工时数按8000小时计算。 入方：①原料油=8000 % 10010109534???=118750公斤/小时 = 248000 % 10010954???=2850吨/天 ②重整氢=8000 % 70.210109534???=3206公斤/小时 = 248000 % 70.210954???=77吨/天 出方：①精制柴油=118750×96.95%=115128公斤/小时 = 2850×96.95%=2763吨/天 ②粗汽油=118750×1.52%=1805公斤/小时 =2850×1.52%=43吨/天 ③高分排放气=118750×1.78%=2114公斤/小时 =2850×1.78%=51吨/天 ④低分排放气=118750×0.31%=368公斤/小时 =2850×0.31%=8.8吨/天 ⑤回流罐排放气=118750×2.084%=2475公斤/小时 =2850×2.084%=59吨/天 ⑥溶于水中的硫化氢=118750×0.022%=26公斤/小时 =2850×0.022%=0.6吨/天 ⑦溶于水中的氨气=118750×0.024%=28.5公斤/小时 =2850×0.024%=0.7吨/天 ⑧设备漏损=118750×0.01%=12公斤/小时 =2850×0.01%=0.3吨/天 2、化学耗氢量计算 ①计算杂质脱除率 a) 硫脱除率 = 1800180 1800-×100% = 90% b) 氮脱除率 = 26158 261-×100% = 77.8% c) 硫醇硫脱除率 = 15 1 15-×100% = 93.3% d) 氧脱除率（以酸度计算）
煤间接液化技术之一。以合成气为原料在催化剂(主要是铁系) 和适当反应条件下合成以石蜡烃为主的液体燃料的工艺过程。1923年由德国化学家F.费歇尔和H.托罗普施开发，第二次世界大战期间投入大规模生产。其反应过程可以用下式表 示：n CO+2n H2─→【－CH2－】n+n H2O 传统费托合成法是以钴为催化剂（见金属催化剂），所得产品组成复杂，选择性差，轻质液体烃少，重质石蜡烃较多。其主要成分是直链烷烃、烯烃、少量芳烃及副产水和二氧化碳。 50年代，中国曾开展费托合成技术的改进工作，进行了氮化熔铁催化剂流化床反应器的研究开发，完成了半工业性放大试验并取得工业放大所需的设计参数。南非萨索尔公司在1955年建成SASOL－I小型费托合成油工厂，1977年开发成功大型流化床Synthol反应器，并于1980年和1982年相继建成两座年产1.6Mt的费托合成油工厂（SASOL-Ⅱ、SASOL-Ⅲ）。此两套装置皆采用氮化熔铁催化剂和流化床反应器。反应温度320～340℃，压力2.0～2.2MPa。产品组成为甲烷11％、C2～C4烃33％、C5～C8烃44％、C9以上烃6％、以及含氧化合物6％。产品组成中轻质烃较多，适宜于生产汽油、煤油和柴油等发动机燃料，并可得到醇、酮类等化学品。 费托合成总的工艺流程主要包括煤气化、气体净化、变换和重整、合成和产品精制改质等部分。合成气中的氢气与一氧化碳
的摩尔比要求在2～2.5。反应器采用固定床或流化床两种形式。如以生产柴油为主，宜采用固定床反应器；如以生产汽油为主，则用流化床反应器较好。此外，近年来正在开发的浆态反应器，则适宜于直接利用德士古煤气化炉或鲁奇熔渣气化炉生产的氢 气与一氧化碳之摩尔比为0.58～0.7的合成气。铁系化合物是费托合成催化剂较好的活性组分。 目前，以煤为原料通过费托合成法制取的轻质发动机燃料，在经济上尚不能与石油产品相竞争，但对具有丰富廉价煤炭，而石油资源贫缺的国家或地区解决发动机燃料的需要，费托合成法也是可行的。
加氢裂化工艺技术特点和开发现状 作者：段冲 来源：《科学导报·学术》2020年第43期 摘; 要：随着中国经济的发展，民航和陆地等交通也发展十分的迅速，中国对于石油的需求越来越大。加氢裂化工艺是提炼石油的重要步骤。加氢裂化工艺是一种以原料油为原材料，在高温，高压以及催化剂的条件下进行一系列的化学反应，进行加氢脱硫和裂解的一种转化过程。加氢裂化工艺是重质原料油进行轻质化以及清洁化的主要技术。本文主要对加氢裂化工艺的技术特点和开发现状做简要阐述。 关键词：加氢裂化工艺;技术特点;开发现状 加氢裂化是对重质馏分油深度加工的主要工艺，他不仅是生产轻质油的重要手段，同时也是化工企业的关键技术，其他工艺是不可替代的。加氢裂化这项技术可以解决我国大多数原油馏分少，质量差以及生产效率低的问题。加氢裂化技术已成为现代生产油品的主要手段。 一、加氢裂化工艺技术特点 1.1重质原油加工成轻质原油 加氢裂化工艺技术是在高温高压的作用下将重质原油加工成轻质原油。加氢裂化工艺技术在提炼过程中有很高的转化率，产品的回收率极高。由于加氢裂化工艺技术在制作工艺的要求上极其严格，而且成本很高，需要有极其先进的加工器械和技术，因此加氢裂化工艺技术并没有得到很大范围的推广应用。加氢裂化工艺技术也有很好的发展前景，在国际上都是一个需要重大攻破的工艺技术问题。 1.2加氢裂化工艺技术的环保性 加氢裂化工艺可以生产出许多清洁燃料和优质化工原料。加氢裂化工艺技术可以加工劣质原料油，可以提高产轻质油品的转化率。可以极大的满足清洁汽油，柴油，润滑油等基础油料的环保要求。将氢裂化工艺技术在满足提供能量的同时也具有很高的环保功能。这正是现代工业体系对加工技术的要求和标准。加氢裂化工艺技术可以对原料中的硫氮化合物进行转化，以达到回收的目的，极大的解决了环境污染问题。 1.3效率与灵活性 加氢裂化原料是种化学有机混合物，而加工反应的实质就是进行一系列化学变化。加氢裂化工艺技术轻产品中异构烷烃的含量高于热力学平衡含量。通过加氢裂化工艺技术和催化剂的
目录 1.总论1 1.1.加氢的目的、意义1 1.1.1.原油重质化、劣质化1 1.1. 2.环保要求越来越高1 1.1.3.特殊产品1 1.2.加氢精制的原理1 1.3.加氢精制催化剂2 1.4.加氢精制的工艺条件及影响因素2 1.4.1.加氢精制压力2 1.4. 2.加氢精制温度3 1.4.3.空速的影响3 1.4.4.氢油比的影响4 1.5.加氢精制的优缺点4 2.工艺流程说明5 2.1.技术路线选择5 2.2.流程叙述5 2.3.本装置流程特点6 3.原料和产品7 4.油品性质9 5.工艺操作条件10 6.装置物料平衡11 7.工艺计算结果汇总13 8.自控方案说明16 9.平面布置说明17 10.生产控制分析项目18 11.人员定编19 12.装置对外协作关系20 13.环境保护及消防安全21 13.1.排除“三废”数量和处理21 13.1.1.废气21 13.1.2.废水21 13.1.3.废渣21 13.2.噪音处理21 13.3.安全生产和劳动保护21
1.总论 1.1.加氢精制的目的、意义 1.1.1.原油重质化、劣质化 20世纪90年代中期，全球炼油厂加工原油的平均相对密度为0.8514，平均硫含量(质量分数，下同)为0.9％。进人21世纪后，原油平均相对密度升至0.8633，含硫量升至1.6％。原油密度升高，硫含量增大是21世纪原油质量变化的总体趋势。很多由这些重质、劣质原油生产出来的油品都需要加氢精制以提高质量【1】。 1.1. 2.环保要求越来越高 虽然原油质量不断劣质化，但世界各国对车用燃料油的质量要求仍然在不断提高。以柴油硫含量为例，美国已经开始要求l0ppm的超低硫柴油，欧洲也开始执行硫含量<50ppm的标准。国内而言，在北京，2005年已参照欧Ⅲ排放标准执行，硫含量控制在350ppm以内，2007年参照欧Ⅳ排放标准执行，硫含量控制在50ppm以内。可以预期，国内燃油质量指标必将进一步升级与国际标准接轨【2】。 1.1.3.特殊产品 某些特殊产品，如食品级的石蜡，对其中的重金属杂质含量、硫含量以及不饱和程度的要求非常苛刻，而加氢精制可以使其达到质量要求。 1.2.加氢精制的原理 加氢精制（也称加氢处理），是指在氢压和催化剂存在下，使油品中的硫、氧、氮等有害杂质转变为相应的硫化氢、水、氨而除去，并使烯烃和二烯烃加氢饱和、芳烃部分加氢饱和，以改善油品的质量。有时，加氢精制指轻质油品的精制改质，而加氢处理指重质油品的精制脱硫。 加氢精制可用于各种来源的汽油、煤油、柴油的精制，催化重整原料的精制，润滑油、石油蜡的精制，喷气燃料中芳烃的部分加氢饱和，燃料油的加氢脱硫，渣油脱重金属及脱沥青预处理等。氢分压一般分1～10MPa，温度300～450℃。催化剂中的活性金属组分常为钼、钨、钴、镍中的两种（称为二元金属组分），催化剂载体主要为氧化铝，或加入少量的氧化硅、分子筛和氧化硼，有时还加入磷作为助催化剂。 在加氢精制过程中，各类物质加氢反应活性总体趋势为：脱金属>二烯烃饱和>脱氧>单烯烃饱和>脱硫>脱氮>芳烃饱和。加氢精制中还存在加氢裂解副反应，可以从催化剂等途径控制副反应的发生。
第一节工艺技术路线及特点 一、工艺技术路线 300×104t/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25μm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，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/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）以除去原料油于25μm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），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-1810）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