下载文档原格式
一、装置简介1、装置组成装置组成：装置由反应部分（包括新氢、循环氢联合压缩机组）、分馏部分、干气脱硫部分、公用工程部分组成。
2、生产方案柴油加氢精制装置采用加氢精制催化剂DN200，以直馏柴油和催化裂化柴油混合油为原料，经过催化加氢反应进行脱硫、脱氢、烯烃饱和及部分芳烃饱和，生产精制柴油，保证柴油达到GB2522000轻柴油质量标准。
二、主要工艺技术路线1、原料油过滤为了防止放反应器因进料中的固体颗粒堵塞导致压降过大而造成的非正常停工，在装置内设置自动反冲洗过滤器，脱除原料油中大于25微米的固体颗粒。
2、原料油惰性气体保护因为原料油与空气接触会生成聚合物和胶质，为有效防止结垢，原料油缓冲罐采用脱硫燃料气气封。
3、高压空冷器前注水加氢过程中生成的H2S、NH3，在一定温度下会生成NH4HS结晶，沉积在空冷器管束中，导致系统压降增大。
因此在反应流出物进入空冷器前注入脱盐水来溶解铵盐结晶析出。
4、高压换热器采用双壳程、螺纹锁紧环形式，提高换热效率，减少换热面积，节省投资。
5、从工艺流程的优化、高效换热设备的应用、新型内构件的设计技术应用等多方面考虑，采用综合节能技术，降低装置的能耗。
6、采用炉前混氢方案，提高换热器效率和减缓加热炉结焦程度。
7、采用板焊结构热壁反应器。
反应器内件包括入口扩散器、分配盘、冷氢箱、出口收集器等，使进入反应器中催化剂床层的物流分布均匀，催化剂床层的径向温差小。
8、反应器入口温度通过调节加热炉燃料来控制，第二、第三床层入口温度通过调节急冷氢量来控制。
三、装置工艺流程原则工艺流程图附后，工艺流程叙述如下：1、反应部分原料油自装置外来，首先经原料油/低分油换热器（E1109）与低分油换热，然后通过原料油过滤器（F11101）进行过滤，除去原料中大于25μm的颗粒，过滤后的原料油进原料油聚结器脱水，然后进入原料油缓冲罐（V1101），再经加氢进料泵（P1101A/B）升压后，在流量控制下，与混合氢混合作为混合进料。
中国石化股份有限公司荆门分公司企业标准100万吨/年柴油加氢装置工艺技术操作规程Q/JSH J0401·XX—20051 范围本规程主要规定了荆门分公司100万吨/年柴油加氢精制装置的工艺原理、流程、开停工操作法、岗位操作法及事故处理方案等内容。
本规程适用于荆门分公司100万吨/年柴油加氢精制装置的生产操作。
2 引用标准下列标准所包含的条文，通过在本标准中引用而构成本标准的条文。
本标准出版时，所示版本均为有效。
所有标准都会被修订，使用本标准的各方应探讨使用下列标准最新版本的可能性。
Q/JSH G1101·01—2003 工艺技术操作规程管理标准3 工艺概述3.1 加氢精制的工艺原理加氢精制就是在一定的工艺条件下，通过催化剂的作用，原料油与H2接触，脱除原料油中的硫、氮、氧及金属等杂质，并使烯烃饱和以提高油品使用性能的过程。
3.1.1主要化学反应3.1.1.1 加氢脱硫硫是普遍存在于各种石油中的一种重要杂元素，原油中硫含量因产地而异，典型的含硫化合物如硫醇类RSH、二硫化物RSR’、硫醚类RSR’与杂环含硫化合物噻吩等。
加氢脱硫反应如下：3.1.1.2 加氢脱氮氮是天然石油中的一种重要元素，其中石油中的氮多以杂环芳香化合物的形式存在，也有少量如苯胺类非杂环化合物；及吡啶、吡咯、喹啉及其衍生物等双环、多环、杂环氮化物。
氮化物可分为碱性化合物和非碱性化合物，其中五员氮杂环的化合物为非碱性化合物，其余为碱性化合物。
在加氢过程中非碱性化合物通常转变为碱性化合物。
几种含氮化合物的氢解反应如下：3.1.3 加氢脱氧石油中的含氧化合物含量远低于硫、氮化合物，通常石油馏分中的有机氧化物以羧酸（如环烷酸）和酚类为主，醚类、羧酸、苯酚类、呋喃类。
3.1.4 加氢脱金属反应石油中一般含有金属组分，其含量因原油的产地不同而各异，其存在形式以金属络合物存在，它们的存在对炼制过程原料油的性质影响很大，金属组分以任何形式在催化剂上沉积都可以造成孔堵塞或催化活性位的破坏而导致催化剂失活，此外，在热加工中金属组分会促进焦炭的形成。
收稿:2006年3月,收修改稿:2006年7月 3国家重点基础研究发展规划(973项目)(N o.2004C B217807)和中国石油重点基础研究项目(N o.04A50502)资助33通讯联系人 e 2mail :liuyq @柴油加氢精制催化剂制备技术3安高军 柳云骐33 柴永明 刘晨光(中国石油大学重质油国家重点实验室C NPC 催化重点实验室 东营257061)摘 要 柴油加氢精制催化剂制备技术的发展大致经历了3个阶段,由此形成了三代柴油加氢催化剂:单层分散的负载型金属硫化物催化剂,多层分散的负载型金属硫化物催化剂和非负载型金属硫化物催化剂。
本文对金属硫化钼基柴油加氢精制催化剂的应用背景、制备思想及催化剂研究开发现状进行了系统的总结,对柴油加氢催化剂的发展方向进行了展望。
关键词 加氢脱硫 加氢脱氮 加氢脱芳 加氢催化剂中图分类号:O643138;O61216 文献标识码:A 文章编号:10052281X (2007)02Π320243207F abricating Technologies of Diesel Oil H ydrotreating C atalystsAn Gaojun Liu Yunqi33 Chai Yongming Liu Chenguang(State K ey Laboratory of Heavy Oil Processing ,K ey Laboratory of Catalysis of C NPC ,China University of Petroleum ,D ongying 257061,China )Abstract The fabricating technologies of diesel oil hydrotreating catalysts are considered to have developed through three stages in general.C onsequently ,three generations of hydrotreating catalysts have been formed ,which are m onolayer 2dispersed and supported metallic sulfide catalysts ,multilayer 2dispersed and supported metallic sulfide catalysts and unsupported metallic sulfide catalysts ,respectively.The application background ,fabrication thoughts and progress in the researches of the m olybdenum sulfide 2based hydrotreating catalysts are reviewed systemically ,and the opinions with respect to the future development trend of diesel oil hydrotreating catalysts are proposed.K ey w ords hydrodesulfurization (H DS );hydrodenitrogenation (H DN );hydrodearomatization (H DAr );hydrotreating catalysts1 引言柴油中的含硫、含氮化合物燃烧后,排放出S O x 、NO x ,这是城市大气污染的重要来源。
柴油加氢精制一．物料平衡1.全装置物料平衡本设计催化柴油处理量为100万吨/年，反应阶段为其末期，年开工时数为8000小时。
装置总物料平衡表（年开工时数以8000小时/年）注: 粗汽油包括0.03 的溶解气在内由∑入方=∑出方，得设备漏损为0.01% < 1%.2. 化学耗氢量1) 杂质脱除率a) 硫脱除率 =18001801800-×100% = 90%b) 氮脱除率 = 26158261-×100% = 77.78%c) 氧脱除率（以酸度计算）原料油含氧率 =8642.01005616108.53⨯⨯⨯⨯-×100% = 0.00192%精制油含氧率 = 8595.010056161014.03⨯⨯⨯⨯-×100% = 0.0000463%氧脱除率=00192.00000465.000192.0-×100% = 97.58%d) 烯烃饱和率（以溴价计算）烯烃饱和率=1.45.20-×100% = 80%2) 化学耗氢量a) 脱硫耗氢每脱掉1%的硫消耗12.5Nm 3H 2/m 3原料油加氢脱硫耗氢量=8642.0100%901018005.126⨯⨯⨯⨯- = 2.34 Nm 3/T 原料油2.34×125000/22.4×10002=26.152kg/hr b) 脱氮耗氢每脱掉1%的氮消耗53.7Nm 3H 2/m 3原料油加氢脱氮耗氢量=8642.0100%8.77102617.536⨯⨯⨯⨯- = 1.26 Nm 3/ T 原料油1.26×125000/22.4×10002=14.078kg/hrc) 脱氧耗氢每脱掉1%的氧消耗44.6Nm 3H 2/m 3原料油加氢脱氧耗氢量=8642.0100%6.971092.16.445⨯⨯⨯⨯- = 0.0966Nm 3/ T 原料油0.0966×125000/22.4×10002=1.078kg/hr d) 烯烃饱和耗氢量烯烃饱和耗氢量=（20.5-4.1）×10×22.4/160 = 22.96 Nm 3/T 原料油 22.96×125000/22.4×10002=256.25kg/hr e) 芳烃饱和饱和1%的芳烃消耗5.0Nm 3H 2/m 3原料油芳烃饱和耗氢量=8642.0568.05.411.43⨯⨯-）（=6.29 Nm 3/ T 原料油6.29×125000/22.4×10002=70.254kg/hrf) 加氢裂解耗氢量原料油裂解程度为3%，每裂解1分子原料，消耗3分子氢加氢裂解耗氢量=34.197%31000⨯×3×22.4 = 10.22Nm 3/T 原料油10.22×125000/22.4×10002=114.017kg/hr各类加氢反应的耗氢量汇总表3.反应放热a)加氢脱硫反应放热量=600 kcal/ Nm3×2.34 Nm3/T =1405.92kcal/T1405.92 kcal/T×125T/hr=175740kcal/hrb)加氢脱氮反应放热量=600 kcal/ Nm3×1.26 Nm3/T =756.84kcal/T756.84kcal/T×125T/hr=94605kcal/hrc)加氢脱氧反应放热量=600 kcal/ Nm3×0.0966 Nm3/T =57.95kcal/T57.95kcal/T×125T/hr=7243.5kcal/hrd)加氢烯烃饱和反应放热量=1260 kcal/ Nm3×22.96 Nm3/T =28929.6kcal/T28929.6kcal/T×125T/hr=3616200kcal/hre)加氢芳烃饱和反应放热量=540 kcal/ Nm3×6.29 Nm3/T =3399.19kcal/T3399.19kcal/T×125T/hr=424899kcal/hrf)加氢裂解反应放热量=450 kcal/ Nm3×10.22 Nm3/T =4597.16kcal/T4597.16 kcal/T×125T/hr=574644.38 kcal/hr反应放热计算汇总表4. 纯氢消耗量汇总a) 入方：新氢=5.510100%7.27⨯⨯×2×87.68%/8000 = 1076.073kg/hr100024073.1076⨯=25.83T/db) 出方：化学耗氢量=481.829kg/hr100024829.481⨯=11.56T/d排放耗氢量=5.62225×2×80.86% = 553.58kg/hr10002458.553⨯=13.29T/d溶解耗氢（包括低分排放和回流罐排放）：低分罐=11.185.387×43.10%×2=18.444kg/hr 回流罐=46.442605×2.03%×2=2.379kg/hr∑=18.444+2.379=20.823kg/hr100024823.20⨯=0.4998T/d机械漏损=1076.073-(481.829+553.58+20.823)=19.841kg/hr100024841.19⨯=0.476T/d加氢精制装置纯氢消耗量汇总表5. 硫化氢平衡a) 入方：3432%901018001250006⨯⨯⨯⨯-=215.16kg/hr 10002416.215⨯=5.16T/db) 出方：高分排放：34%6.05.62225⨯⨯=69.83kg/hr T/d 68.110002483.69=⨯ 低分排放：34%55.211.185.387⨯⨯=18.55kg/hr T/d 45.010002455.18=⨯ 回流罐排放：3485.446.442605⨯⨯=96.62kg/hr T/d 32.210002462.96=⨯ 水中溶解：27.50kg/hrT/d 66.010002450.27=⨯ 漏损：215.16-（69.83+18.55+96.62+27.50）=2.66kg/hr氢装置内硫化氢平衡表二．反应器设计入口温度为280℃，入口压力为4.0Mpa ，出口压力为3.9Mpa ，已知数据如下：加氢反应器入口。
加氢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。
该项⽬与50万吨/年延迟焦化装置共同占地⾯积为217m×103m即22351m2；装置建设在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。
装置设计规模：120×104t/a。
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H2S、NH3，并切割出付产品⽯脑油。
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%。
柴油加氢精制工艺流程柴油加氢精制工艺流程是指将原油中的杂质和硫化物去除，提高柴油的品质和环保性能的过程。
下面将详细介绍柴油加氢精制工艺的流程。
首先，原油经过预处理，将其中的大部分杂质去除。
这一步包括沉淀、过滤和脱水等过程，旨在去除原油中的固体颗粒、水分和可溶性杂质。
经过预处理的原油会被送至加氢装置。
其次，原油加氢。
原油加氢是指将原油与氢气在催化剂的作用下进行反应，去除其中的硫化物和一些其他杂质。
加氢装置中包括催化剂床，催化剂床中的催化剂能够加速反应的进行。
在加氢过程中，硫化物会被催化剂吸附并转化为硫化氢，其他的杂质则会被催化剂转化为较低的分子量化合物。
经过加氢反应后的原油会被送至分离装置。
然后，原油分离。
在分离装置中，经过加氢的原油会被分离成不同的组分。
首先是将气体组分将从液体组分分离出来，然后再将液体组分分离成不同油品。
柴油是其中重要的产品之一。
分离出来的柴油可以进行后续的处理操作。
最后，柴油进行后处理。
柴油后处理的目的是进一步提高柴油的品质和环保性能。
后处理包括脱色、脱臭和脱硫等过程。
在脱色过程中，柴油会通过吸附剂床，使其颜色变浅。
在脱臭过程中，通过蒸汽冲洗，去除柴油中的异味。
在脱硫过程中，通过添加脱硫剂，将柴油中的硫化物去除，以降低其对环境的污染。
综上所述，柴油加氢精制工艺流程包括预处理、加氢、分离和后处理等几个步骤。
通过这些步骤，原油中的杂质和硫化物可以被有效去除，从而提高柴油的品质和环保性能。
这是炼油行业中非常重要的一个工艺流程，也是保障柴油质量的关键步骤之一。
柴油加氢工艺流程
概述
柴油加氢是一种重要的燃料精制工艺，通过加氢反应将柴油中的不饱和烃和有
害杂质转化为饱和烃，提高柴油的燃烧性能和清洁度。
本文将介绍柴油加氢工艺的流程及其原理。
工艺流程
原料准备
1.柴油进料
–原料柴油需提前进行预处理，去除水分、固体杂质和硫等杂质。
2.氢气供应
–大量的高纯度氢气是柴油加氢反应中不可或缺的反应气体。
加氢反应器
1.加氢反应器
–将预处理后的柴油和高纯度氢气送入加氢反应器进行反应。
2.催化剂
–通常使用铑、钼等金属催化剂催化反应，将柴油中的不饱和烃加氢成为饱和烃。
催化剂再生
1.再生装置
–催化剂在反应中会因为积聚杂质而失活，需定期送入再生装置进行再生处理。
产品分离
1.产品分离装置
–将加氢反应得到的产品分离出来，其中包括提炼后的高品质柴油及产生的废弃物。
产品处理
1.柴油处理
–对提炼出的高品质柴油进行后续处理，以满足燃料标准和市场需求。
原理解析
柴油加氢工艺利用氢气在催化剂的作用下，将柴油中的不饱和烃和杂质加氢转化为饱和烃。
这一过程中，发生了加氢裂解、加氢饱和等一系列反应，最终得到更高品质的柴油产品。
结语
柴油加氢工艺是一项重要的能源精制技朧，通过对原料柴油进行加氢处理，可以得到更高品质的柴油产品。
随着环保意识的提升，柴油加氢工艺在提高柴油清洁度和燃烧性能方面具有重要意义。
目录1. 总论11.1. 加氢的目的、意义 11.1.1. 原油重质化、劣质化 11.1.2. 环保要求越来越高 11.1.3. 特殊产品 11.2. 加氢精制的原理 11.3. 加氢精制催化剂 21.4. 加氢精制的工艺条件及影响因素 21.4.1. 加氢精制压力 21.4.2. 加氢精制温度 31.4.3. 空速的影响 31.4.4. 氢油比的影响 41.5. 加氢精制的优缺点 42. 工艺流程说明 52.1. 技术路线选择 52.2. 流程叙述 52.3. 本装置流程特点 63. 原料和产品74. 油品性质95. 工艺操作条件106. 装置物料平衡117. 工艺计算结果汇总138. 自控方案说明169. 平面布置说明1710 . 生产控制分析项目1811人员定编1912 . 装置对外协作关系2013 . 环境保护及消防安全21 13.1. 排除“三废”数量和处理2113.1.1. 废气2113.1.2. 废水2113.1.3. 废渣21 13.2. 噪音处理211. 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。
1.3. 加氢精制催化剂加氢技术主要包括催化剂及其工艺技术的开发。
而开发出高活性加氢催化剂是提高加氢精制技术的核心。
传统加氢精制催化剂一般以Ⅵ族金属为活性组分，人们对加氢催化剂进行了多种研究与试验，认为加氢催化剂的活性组分基本上有3 大类：Co-Mo，Ni-Mo 与Ni-W 三个系列。
对这三个系列的研究结果表明：加氢脱硫的活性顺序是Co-Mo>Ni-Mo>Ni-W ；加氢脱N 的活性顺序是Ni-W>Ni-Mo>Co-Mo ；芳烃、烯烃加氢饱和的活性顺序是Ni-W>Ni-Mo>Co-Mo 。
在新型加氢催化剂的开发研究方面，人们除了继续优化硫化物催化体系外，还对过渡金属碳化物和氮化物进行了大量研究。
虽然过渡金属氮化物和碳化物催化剂的HDS 初始活性高于硫化物催化剂，但其稳定性较差。
20世纪90年代后期，许多研究者发现，WP 作为一种新型的加氢精制催化剂，具有良好的加氢脱氮(HDN)和加氢脱硫(HDS)性能。
这是因为过渡金属磷化物不仅具有优良的HDS 和HDN 活性，而且其稳定性很高【3】。
载体在加氢精制催化剂中起担载活性组分和获得高分散率活性组分的作用，优良的载体可提高贵金属催化剂的效率和降低催化剂的成本。
因此载体性质是影响加氢精制催化剂性能的重要因素之一。
工业用γ-Al 2O3因具有高比表面积和高熔点等特点，广泛应用于加氢精制过程。
目前，国内外研究者已经开始致力于三元及至多元载体的考察，今后的工作重点是进一步研究多组分氧化物载体的复合技术，探讨多组分氧化物载体负载后的构效关系，并找出复合型催化剂载体组成、微相结构的一般规律，为其应用提供理论依据。
同时寻找更多的单组分氧化物用于多组分复合，使其取代氧化铝载体在工业上使用成为可能。
我国开发研制的加氢催化剂很多，代表性的有FH-5，RN-1 与RN-10 等催化剂。
据研究表明，FH-5 催化剂的脱硫能力优于脱氮能力，当原料含氮量明显增加时，脱氮能力明显下降，而脱硫能力变化不大，较适合于加工高硫的原料，如进口中东原油的各种馏分油及重油催化裂化柴油的加氢精制。
RN-1 与FH-5 相比，在脱氮活性和芳烃加氢饱和上有一定的优势，而RN-10 具有较强的脱硫脱氮能力，尤其脱氮能力明显优于FH-5 及RN-1，原料中含氮明显增大时，其活性保持不变或下降不明显，适合加工高硫高氮原料，如国产原油(属高氮原油)的各种馏分油及重油催化裂化柴油的加氢精制。
本次柴油精制装置采用RN-1 催化剂，属于W-Ni 型催化剂【4】。
1.4. 加氢精制的工艺条件及影响因素1.4.1加氢精制压力反应压力的影响是通过氢分压来体现的。
加氢装置系统中的氢分压决定于操作压力、氢油比、循环氢纯度以及原料的汽化率。
柴油馏分（180~360℃）加氢精制的反应压力一般在4.0~8.0MPa（氢分压3.0~7.0MPa）。
柴油馏分在加氢精制条件下可能是汽相，也可能是汽液混相。
在处于汽相时，提高压力使反应时间延长，从而提高了反应深度，特别是脱氮率显著提高，这是因为脱氮反应速度较低，而加氢脱硫在较低的压力时已有足够的反应时间。
如果其它条件不变，将反应压力提高到某个值时，反应系统会出现液相，有液相存在时，氢通过液膜向催化剂表面扩散的速度往往是影响反应速度的控制因素，提高反应压力会使催化剂表面上的液层加厚，从而降低了反应速度。
如果压力不变，通过提高氢油比来提高氢分压，则精制深度会出现一个最大值。
出现这种现象的原因是：在原料完全汽化以前，提高氢分压有利于原料汽化，而使催化剂表面上的液膜减小，也有利于氢向催化剂表面的扩散，因此在原料油完全汽化以前，提高氢分压（总压不变）有利于提高反应速度。
在完全汽化后提高氢分压会使原料分压降低，从而降低了反应速度。
因此，为了使柴油加氢精制达到最佳效果，应选择有利于刚刚完全汽化时的氢分压。
1.4.2加氢精制温度对于不同的原料、不同的催化剂，反应的活化能不同，因此提高反应温度对反应速度提高的幅度也不同。
活化能越高，提温使反应速度提高得也越快。
但是，由于加氢精制反应是放热反应，从化学平衡上讲，提高反应温度会减少正反应的平衡转化率，对正反应不利。
在加氢精制通常的使用温度下，脱硫反应不受热力学控制，因此，对于馏分油的加氢脱硫，提温提高了总的脱硫速度；对于脱氮和芳烃饱和反应，在一定反应条件下，究竟是受热力学控制还是受动力学控制需要做具体分析。
工业上，加氢装置的反应温度与装置的能耗以及氢气的耗量有直接关系，最佳的反应温度应是使产品性质达到要求的最低的温度。
因此，在实际应用中，应根据原料性质和产品要求来选择适宜的反应温度。
1.4.3空速的影响空速是指单位时间里通过单位催化剂的原料的量，它反应了装置的处理能力。
空速大意味着单位时间里通过催化剂的原料多，原料在催化剂上的停留时间短，反应深度浅；相反，空速小意味着反应时间长，因此无论从反应速度还是化学平衡上讲，降低空速对于提高反应的转化率是有利的。
但是较低的空速意味着在相同处理量的情况下需要的催化剂数量较多，反应器体积较大，装置建设投资（包括反应器和催化剂的费用）大，这在工业上是不希望的。
因此，工业上加氢过程空速的选择要根据装置的投资、催化剂的活性、原料性质、产品要求等各方面综合考虑。
1.4.4氢油比的影响加氢过程是放热反应，大量的循环氢可以提高反应系统的热容量，从而减少反应温度变化的幅度；高氢分压可以使油分压降低，降低了油汽化温度，从而降低了反应温度。
因此，加氢过程中需要将大量氢气循环使用，其所用的氢油比往往大大超过化学反应所需的数值。
提高氢油比意味着氢分压的提高，这需要增大循环压缩机的流量，动力消耗增大，从而操作费用增大。
因此适宜氢油比的选择也是一个经济上的优化问题。
1.5. 加氢精制的优缺点加氢精制能有效地使原料油中的硫、氮、氧等非烃化合物氢解，使烯烃、芳烃选择加氢饱和并能脱除金属和沥青质等杂质，具有处理原料范围广，液体收率高，产品质量好等优点【5】。
通过加氢精制改善油品质量在炼油厂中得到了很好的应用，但加氢精制装置设备昂贵，操作费用大而且氢耗很高，中小炼油厂难以承担。
因此，一些非加氢精制技术如溶剂精制、吸附精制等也得到了广泛的应用。
2. 工艺流程说明2.1. 技术路线选择根据原料性质，选择柴油加氢精制的主要工艺条件有：反应器压力4.0MPa，反应器入口温度320 摄氏度（末期），体积空速2.5，氢油比300。
脱硫率在90% 左右，产品收率达99.5%以上。
反应过程中有少量焦炭沉积，降低了催化剂活性，可以通过控制燃烧法再生，使催化剂寿命可达5～6 年。
考虑到本装置的原料是催化裂化柴油，所以压力为4.0MPa，若原料为焦化柴油，则压力应提高到6.0 ～8.0MPa。
2.2. 流程叙述原料油经换热器和加热炉加热至338.5℃，然后与混合氢混合进入固定床反应器，在氢压下发生加氢脱硫、脱氮、脱氧、烯烃饱和、多环芳烃环烷化、脱金属、烃裂解等各种反应，总反应为放热反应。
根据原料情况和加氢深度，催化剂采用单层装填，反应器中间不注冷氢。
反应生成物经一系列换热冷却后，进高压分离器闪蒸分出循环氢循环使用；高分液体则经低压分离罐进一步分离轻烃并溶解除去H2S 后送往汽提塔汽提。
催化裂化柴油（T=40℃，P=0.3MPa，G=125000Kg/hr）自罐区来，先进入原料油缓冲罐V101，经原料油泵P101后，压力P 升至4.4MPa。
然后进入换热器E103 进行预热，与经换热器E102 换热降温后的反应物进行换热，温度T 升至237.1℃，压力P 降至4.3Mpa，然后进入加热炉F101进行加热。
