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

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

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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，物料流线短，并充分依托、利用现有设施和资源，节约建设投资，同时满足生产、操作、节能、有利管理的要求。

本装置建东有#3常减压蒸馏装置，建南是常减压装置的原料罐区，建西是延迟焦化装置，建北与催化重整装置组成联合装置，加热炉、氢压机、控制室等集中布置，功能分区，保留6米宽的消防、检修通道，达到节约用地、节能、安全、紧凑的要求。防火间距符合规范。 4.工艺技术特点

⑴ 为避免原料油与空气接触氧化产生聚合物，减轻高温部位的结焦，故在原料油缓冲罐的罐顶采用了燃料气保护。

⑵ 原料油经预热后与氢气在换热器前混合，这样可提高换热器的换热效率，减少进料加热炉炉管结焦。

⑶ 在热高分顶出口空冷器上游设置注水设施，避免铵盐析出堵塞管线和设备。 ⑷ 循环氢系统增加脱硫塔，进行脱除硫化氢。

⑸ 在反应部分的流程设计中，考虑了催化剂预硫化设施。预硫化采用液相预硫化方法，预硫化油为直馏煤油，硫化剂为二甲基二硫。催化剂再生按器外再生考虑。

⑹ 分馏部分采用单塔汽提流程，即从反应油气中分离出来的液相反应生成油先进入脱硫化氢塔，用过热蒸汽汽提方法将硫化氢脱除，然后至催化装置热进料或者冷却后去罐区。脱硫化氢塔脱除的含硫化氢干气自压至制氢装置或干气脱硫装置。

⑺ 本装置的最主要工艺特点就是采用了热高分流程。热高分流程能充分地利用热能，降低能耗，它主要是将反应生成物经热高压分离器及热低压分离器分离后，大部分的液相物料不必经过冷却后再换热的过程，而直接由分离器压至分馏部分，这样使热量得到了最有效的利用。

三、原材料及产品性质

1.原料

本装置的原料为焦化蜡油和减压蜡油的混合原料。

表1 原料油组成（设计值） 原料名称 原料组成(w%) 万吨/年 焦化蜡油 35 35 减压蜡油 65 65 合计 100 100 2

表2 混合原料油的主要性质（设计值） 名 称 密度 20℃ g/cm3 馏程 ℃ IBP 10% 30% 50% 70% 90% EBP 硫m% 氮g/g 焦化蜡油 0.9693 294 354 373 408 430 480 520 2.84 4760

组成 V％ 2. 产品

本装置的主要产品为汽油、柴油和蜡油。

表4 产品的主要性质（设计值） 名称 汽油（初期） 柴油（初期） 密度(20℃) g/cm3 馏程 ℃ IBP 10% 30% 50% 70% 90% FBP 硫g/g 氮g/g 十六烷值 0.7220 56 89 102 122 134 158 175 10 2 0.8680 178 195 225 268 310 332 352 400 48 H2 90 表3 新氢组成（设计值） C1 C2 C3 1.94 3.0 2.36 C4 2.1 C5 0.6 减压蜡油 0.9379 455 --- 510 --- 520 --- 545 2.224 1850 混合油 0.9489 295 382 410 445 475 512 545 2.44 2869 本装置的补充氢由80万吨/年连续重整装置提供，其组成详见表3。 蜡油（初期） 0.9185 370 398 413 444 470 510 540 1100 1350

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3. 辅助材料性质

⑴ 催化剂及保护剂的物化性质

表5 催化剂及保护剂物化性质 保护剂和催化剂 形状 MoO3，m% NiO，m% CoO，m% P，m% 粒径Ф， mm 内孔径Ф， mm 长度，mm 孔容，mL/g 比表面，m2/g 堆积密度，g/cm3 压碎强度，N/mm 催化剂形态 第一周期寿命，a 总寿命，a ⑵ 二甲基二硫 市售工业标准 ⑶ 苯甲酸胺 市售工业标准 ⑷ 直馏煤油

FZC-100 保护剂 七孔球 - - - 15～18 2.0～3.0 0.15～0.30 1～30 0.75～0.85 ≮200(N/粒) 氧化态 3 3 FZC-102B 保护剂 拉西环 4.0-6.0 1.0-2.0 - 4.9～5.2 2.0～2.4 3～10 0.60～0.80 260～330 0.37～0.43 2.0 氧化态 3 3 FZC-103 保护剂 拉西环 6.0-8.0 1.5-2.5 - 3.3～3.6 1.0～1.2 3～8 0.50～0.65 150～220 0.56～0.62 3.0 氧化态 3 3 FF-14 催化剂 三叶草 22.5～25.5 1.8～2.2 1.3～1.9 0.9～1.3 1.4～1.6 - 3～8 ≥0.30 ≥160 0.90～0.98 16.0 氧化态 3 6 四、生产工序

本装置的生产工序分为反应、分离和循环氢脱硫三部分。 1. 反应工序

混合原料自装置外来，在原料油缓冲罐液面控制下，通过原料油过滤器进入原料缓冲罐。自原料缓冲罐出来的原料油经原料泵升压后，在流量控制下，经换热器换热后与混合氢混合，经反应流出物／混合进料换热器换热后进入反应进料加热炉加热至反应所需温度后进入加氢精制反应器，在反应器内进行加氢反应，主要是脱除其中的有机硫、氮、氧化物，以及烯烃饱和，以提高汽柴油的质量。反应产物进入产物分离器，经气液相分离，气相经氢气循环机作为循环氢，液相则进入分馏系统。

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2. 分离工序

分离工序是将加氢反应后的生成油中的H2S、NH3、H2O脱除，以保证产品中杂质含量合格。反应生成油（柴油蜡油混合组分）从热低分D603进入脱硫化氢塔，塔底用过热蒸汽汽提，以达到脱除杂质的目的。热低分的汽柴油组分直接进柴油加氢装置。 3. 循环氢脱硫工序

自D-604顶部出来的冷高分气 (循环氢)经脱硫塔前分离器(D-621)分液后进循环氢脱硫塔(C-603)，由溶剂再生装置再生后的贫胺液经贫胺液水冷器(E-611)、贫胺液罐(D-620)、贫胺液泵(P-618/A.B)后进入C-603作为吸收剂吸收循环氢中的硫化氢，通过调节冷却水量控制进C-603的贫胺液与脱硫气体的温差为5℃。C-603底部的富胺液回加氢裂化胺再生装置再生。

五、装置的生产原理

焦化蜡油和减压蜡油在一定的温度、压力下，借助于催化剂进行加氢脱金属、脱硫、脱氮、烯烃和芳烃饱和、部分转化等反应，同时对含硫量较高的循环氢进行脱硫。从而使精制蜡油符合催化裂化装置进料的要求。

加氢精制经过几十年的发展，工艺技术水平有了很大提高，并趋于成熟。FF-14催化剂是针对蜡油而开发的加氢精制催化剂，它具有孔结构合理、酸性适中等特点，中型加氢装置评价结果表明：FF-14催化剂在保持高加氢脱氮活性的同时，催化剂的加氢脱硫活性明显高于参比剂，可以提高蜡油加氢精制装置脱硫能力，并且不降低脱氮和芳烃饱和能力。故本次设计采用FF-14催化剂。

本次蜡油加氢精制装置技术改造，利旧原汽柴油加氢精制装置，工艺流程仍采用热高分流程，新增循环氢脱硫系统，停开分馏塔C602。

六、工艺流程说明

温度80℃的减压蜡油和焦化蜡油在罐区用泵送入装置后按一定比例混合，通过原料油过滤器(FL-601/A.B)除去原料中大于25微米的颗粒后，进入原料油缓冲罐(D-601)，该罐顶用燃料气进行气封，以达到隔绝空气、防止油品氧化之目的。然后用进料泵(P-601/A.B)将混合蜡油从D-601抽出升压后，经原料油/精制蜡油换热器(E-604/A.B)换热后与混合氢混合，该混合进料经反应流出物/混合进料换热器(E-601/A~C)换热后进入反应进料加热炉(F-601)，加热至350C(末期375℃)后进入加氢精制反应器(R-601)。

由R-601出来的反应物经E-601/A~C与混合进料换热温度降至220C后，进热高压分离器(D-602)。热高分气体经热高分气/混合氢换热器(E-602)、热高分气空冷器(A-601/A~D)、热高分气冷却器(E-603)冷至45C后进入冷高压分离器(D-604) 进行油、气、水三相分离。为防止热高分气在冷却过程中析出铵盐，堵塞管路和设备，通过除盐水泵(P-602/A~C)抽取除盐水罐(D-611)的除盐水，注入A-601前。自D-604顶部出来的冷高分气 (循环氢)经脱硫塔前分离器(D-621)分液后进循环氢脱硫塔(C-603)，由加氢裂化胺再生装置后的贫胺液经贫

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胺液水冷器(E-611)、贫胺液罐(D-620)、贫胺液泵(P-618/A.B)后进入C-603作为吸收剂吸收循环氢中的硫化氢，通过调节冷却水量控制进C-603的贫胺液与脱硫气体的温差为5C。C-603底部的富胺液回加氢裂化胺再生装置再生。脱硫后的循环氢经循环氢压缩机入口分液罐(D-610)分液、循环氢压缩机(K-602)升压后，与来自新氢压缩机(K-601/A.B)出口的新氢混合成为混合氢循环使用。D-604的油相经液控阀降压后进入冷低压分离器(D-605)。

D-602的热高分油经液控阀降压后，进入热低压分离器(D-603)，D-603气相经热低分气冷却器(E-605)冷却到45C后与冷高分油混合进入冷低压分离器(D-605)。D-603底部的热低分油（精制蜡油）进入脱硫化氢塔，塔底用过热蒸汽汽提，以达到脱除杂质的目的。C601底油与原料油在E-604/A.B换热至160C后作为热出料至催化裂化装置。停工时精制蜡油通过精制蜡油空冷器A-604/A~D冷却至90C去罐区。D-605的冷低分油（汽柴油），去柴油加氢精制装置。停工时去罐区。

D-604 、D-605底部排出的含硫污水自压至酸性水处理装置。D-605顶部的含硫气体，自压至140万吨/年加氢裂化装置脱硫塔。D-610排放的废氢自压至火炬管网。

压力为1.9～2.0MPa的补充氢由连续重整装置来，经新氢压缩机入口分液罐(D-608)分液后，再经新氢压缩机(K-601/A.B)升压后与K-602出口的循氢混合成为混合氢。

七、加工方案

1.物料平衡

表6 蜡油加氢精制装置技术改造物料平衡 物料名称 焦化蜡油 减压蜡油 入方 重整氢 贫胺液 注水 合计 精制汽柴油 精制蜡油 含硫干气 出方 含硫污水 富胺液 损失 合计 wt% 35.00 65.00 3.15 66.36 12.60 182.11 0.45 97.88 0.45 14.32 68.60 0.42 182.11 kg/h 41670 77377 3748 79000 15000 216795 530 116524 531 17044 81664 502 216795 t/d 1000.08 1857.05 89.95 1896.00 360.00 5203.08 12.72 2796.58 12.74 409.06 1959.94 12.05 5203.08 104t/y 35.00 65.00 3.15 66.36 12.60 182.11 0.45 97.88 0.45 14.32 68.60 0.42 182.11 6

4. 消耗指标

表7 蜡油加氢精制装置技术改造能源消耗 燃料低热值或 消耗量 项目 数量 循环水t/h 除盐水t/h 污水t/h 电度/h 3.5MPa蒸汽t/h 1.0MPa蒸汽t/h 净化风Nm3/h 燃料气kg/h 合计 单位 数量 2.226 0.126 0.030 单位耗量 能耗换算系数 单位 kcal/t kcal/t kcal/t 数量 1000 2500 8000 3000 880000 760000 400 10037 Kcal/t原料 MJ/t原料 2226 315 242 63800 133056 -95760 403 28834 133116 9.32 1.32 1.01 267.11 557.07 -400.92 1.69 120.72 557.32 单位能耗 264.97 t/t原料 15 3.6 t/t原料 t/t原料 2531.75 kw.h/t原料 21.502 kcal/kwh 18 -15 120 342 t/t原料 t/t原料 0.151 -0.126 kcal/t kcal/t kcal/Nm3 kcal/kg NM3/t原料 1.008 kg/t原料 2.873 5. 辅助材料及消耗

表8 蜡油加氢精制装置技术改造辅助材料消耗 序号 1 2 3 4 名称 催化剂 保护剂 保护剂 保护剂 型号或规格 FF-14 FZC-100 FZC-102B FZC-103 Φ18 Φ8 Φ4 桶装 一次加入量 吨（m3） 76.5（85） 0.76（0.93） 1.39（2.78） 1.09（1.85） 29（16） 4（2） 7（4） 16.6 备 注 一次装量 一次装量 一次装量 一次装量 一次装量 一次装量 一次装量 一次硫化 5 惰性瓷球 6 二甲基二硫

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6. 主要操作条件

表9 主要操作条件表 序号 1 2 3 4 5 6 设备名称 反应器（R-601） 热高压分离器（D-602） 热低压分离器（D-603） 冷高压分离器（D-604） 冷低压分离器（D-605） 循环氢脱硫塔（C-603） 温度(℃) 入口:350(初期) 375(末期) 220 220 45 45 50 压力MPa(G) 体积空速h-1 入口:8.0 氢分压:6.0 7.4 1.6 7.2 1.5 7.0 1.48(初期) 1.49(末期) 氢油体积比(V) 450 ⒎ 操作条件的影响

7.1 加氢反应器

影响加氢转化催化剂活性因素甚多，不同使用条件如温度、压力、空速、H2/油，将直接影响原料中有机硫的转化率，故选择合适的操作条件对有机硫加氢转化活性极为重要。

① 反应温度

有机硫加氢转化反应是放热反应，因此从热力学角度看，降低温度有利于转化反应，温度越低，有机硫的平衡浓度愈低，但因为加氢转化反应的平衡常数较大，因此从提高反应速度着想，反应应在较高温度下进行。因此操作温度一般为280～370℃。如400℃就有可能产生聚合结焦副反应(尤其对C7以上重质烃最重要)。当温度超过430℃时可能发生析炭反应，放出的大量热使催化剂床层飞温，损坏催化剂和设备。因此，反应温度应严格控制，特别是对含烯烃较多或碳氧化物含量较高的原料，反应起始温度不要控制的过高。

② 操作压力

从反应式可知，加氢反应所得产物，其总分子数稍有减少，因此，提高压力有利于反应向生成物方向进行。反应速度与压力的0.5～0.6次方成正比，同时，提高压力可抑制结焦反应的发生，有利于保护催化剂的活性和延长催化剂的使用寿命。

③ 氢油比

在加氢系统中，氢分压高对加氢反应在热力学上有利，同时也能抑制生成积碳的缩合反应．维持较高的氢分压是通过大量氢气循环来实现的。因此，加氢过程所用的氢油比大大超过化学反应所需要的数值，提高氢油比可以提高氢分压。有利于传质和加氢反应的进行；另

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外，大量的氢气还可以把加氢过程放出的热量从反应器内带走，有利于床层温度的平衡。但是氢油比的提高也有一个限度，超过了这个限度，使原料在反应器内停留时间缩短，加氢深度下降，同时增加了动力消耗，使操作费用增大．氢油比也不能过小，太小的氢油比会使加氢深度下降，催化剂积碳率增加，同时，换热器、加热炉管内的气体和液体变得不稳定，会造成系统内的压力、温度波动。因此，要根据具体操作条件选择适宜的氢油比。本装置的氢油比设计值为450：1(体积)。氢油比在正常生产中一般不作较大的调节。如由于客观原因因循环量达不到要求，那么只能通过降低进反应器的原料油来满足氢油比的需要。

④ 空速

对氢解反应影响较大，由于反应属内扩散控制，空速太高，原料烃在催化剂床层中停留时间缩短，含硫的原料未能进入内表面即穿过催化剂床层，使加氢反应不完全，同时也降低了催化剂的内表面利用率。

实际操作中，空速太低又会降低设备生产能力，本装置设计空速为1.47h-1。在保证出口硫合格的情况下，尽可能提高空速。空速大小的调节是通过提高或降低原料油进反应器的流量来实现的。

7.2脱硫化氢塔 ① 吹汽量

严格控制好塔底吹汽量，使生成油中的硫化氢、氨水能从塔顶完全脱除。正常生产时吹汽量为塔进料量的2.4～2.8（体积）。

② 塔顶压力

汽提塔压力控制是为了保证汽提完全脱除硫化氢和氨水等杂质，并且稳定与分馏塔之间的差压，从而达到合格的原料稳定的进分馏塔，在正常生产时控制压力在0.75～0.85MPa之间，它是通过回流罐排放不凝气的多少来控制的。

③ 汽提塔进料温度是汽提塔汽提效果好坏的重要因素。进料温度的下限是以能满足汽提塔操作，达到预期的效果，使汽柴油腐蚀合格为界。而其上限为控制塔顶挥发物最少量携带油为界。正常生产时控制其进料温度193～203之间。其温度是由热高分D602温控来决定的，所以在正常生产中一般是不作调节，只需稳定D602的入口温度即可。

④ 控制好进料量和塔底抽出量搞好塔的物料平衡，正常生产时保持塔的液位40～60％。 7.3 脱硫化氢塔回流罐

① 控制好回流罐压力，严禁压力波动引起冲塔。

② 控制好油水界面，防止界面过低引起含硫污水带油。以及界面过高引起回流带水。

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7. 生产控制分析

表10 分析化验项目表 混合原料油 冷低分油 精制蜡油 酸性水 贫胺液 次/周 1/1 富胺液 酸性气 新氢 脱硫前循环氢 次/小时 1/24 1/24 1/24 1/24 1/24 1/24 脱硫后循环氢 分析项目 比重 馏程 D86/D1160 总硫 总氮 碱性氮 凝固点 残炭 水份 硫化氢（H2S） 氨（NH3） PH值 胺含量 气体组成 CO+CO2 次/小时 1/24 1/24 1/24 1/24 1/1 1/24 1/24 1/24 1/48 1/24 1/24 1/48 1/24 1/24 1/72 1/24 1/24 1/48 1/24 1/48 1/72 1/48 1/24 1/24 1/24 1/24 1/24 1/24 1/24 1/24 1/24 1/24 1/24 1/24 1/24 1/48 八、自动控制部分

⒈ 本装置采用DCS控制系统，对控制点进行分散控制和集中管理，装置设独立运程控制站和操作站，但上位计算机、打印机、数据库与#3FCC、重整装置资源共享，充分发挥联合装置和DCS控制系统优越性，提高经济效益。

⒉ 本装置控制以单参数控制为主，辅部分串级，分程和选择控制。

⒊ 装置反应系统的压力用冷高分的气相压力为基础控制点，以此压力分别控制2台新氢压缩机出口返回入口的氢气循环量，保证反应系统的压力稳定在控制点上。

⒋ 对于维持反应系统的氢分压，采用循环氢压缩机入口分液的气相压力为控制点，控制其顶部废氢的排放量。

⒌ 循环氢压缩机与重整装置的循环氢压缩机采用一套控制系统(PLC)，机柜、卡件箱等设备共用，但操作站各自独立，互为备用，操作站设在氢压机房操作室内，部分关键信号参

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数送至中央控制室DCS控制系统。

⒍ 本装置报警信息分为DCS内部检出一般报警和ESD生成跳闸报警，可在CRT屏幕上显示和打印机打印，并同时可通过音响向操作人员进行报警提示。

⒎ 本装置设计考虑一套ESD(PLC)紧急停车自动联锁保护系统，以保证装置的安全生产，根据工艺的要求，内容如下：

⑴ 系统紧急泄压

根据本装置工艺特点，正常生产时反应热不是很激烈，床层温升一般不会出现徒然上升，系统紧急泄压设计手动(遥控)方式，即在反应器温度超温或循环氢压缩机停车使反应器升高超高限，或其它危及装置安全的情况出现时，由人工判断，如需要紧急泄压，则人工启动ESD系统中的紧急泄压按钮，系统紧急泄压时联锁内容为： ① 紧急泄压阀自动打开。 ② 高压进料泵P601／A、B停车。 ③ 进料加热炉F601熄主火嘴。

⑵ 进料加热炉F601

① 反应器入口温度超高限时，人工判别，手动停炉(熄主火嘴)。

② 燃料气压力低于主火嘴所需操作压力时自动停炉(熄主火嘴)。 a) b) c) d) e)

热高分液位超低，切断热分至热低分调节阀。 冷高分液位超低，切断冷高分至冷低分调节阀。 循环氢入口分液罐液位超高，循环氢压缩机停车。

在ESD操作面板上设置K601/AB，K602，F601手动停车或停炉按钮。 氢压机单体联锁。

九、装置内外关系

系统应向本装置提供原料以及常用的水、氮气、开工蒸汽、风、燃料气等。蜡油加氢精制装置技术改造的边界条件如下：

序号 1 2 3 4 5 6 物料名称 新鲜水 除盐水 生活水 循环冷水 循环热水 中压蒸汽 表11 界区条件表 公称直径压力 流量kg/h 温度℃ DNmm MPa(g) 150 常温 ≮0.3 15000 264970 261370 ~18000 100 25 350 350 150 常温 常温 33 43 435 ≥0.4 0.12 0.4 0.2 3.5 协作关系 由管网来 由管网来 由管网来 由管网来 至管网 由管网来 11

序号 6 7 8 8 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 物料名称 低压蒸汽 低压蒸汽 高压氮气 中压氮气 低压氮气 净化风 非净化风 燃料气 重整氢 放空气 焦化蜡油 减压蜡油 贫胺液 富胺液 30％碱液 精制蜡油热出料 精制蜡油冷出料 汽柴油正常出料 汽柴油停工出料 酸性气 含硫污水 污油 富胺液停工出料 流量kg/h ~18000 3000 300Nm3/h 公称直径压力 温度℃ DNmm MPa(g) 200 200 0.8 150 15 50 80 50 100 100 200 400 150 200 200 150 50 200 200 50 50 50 100 100 100 200 常温 常温 常温 常温 常温 常温 20 150 60~90 60~90 50 <60 常温 160 <90 45 45 45 45 <90 <60 0.8 9.3 4.0 1.2 ≮0.4 ≮0.4 0.4 0.25 协作关系 至管网 自管网来 由管网来 由管网来 由管网来 由管网来 由管网来 由管网来 120Nm3/h 烧焦2100 Nm3/h（max） 342 3748 41670 77377 79000 81664 116524 116524 530 530 531 17044 1.9~2.0 由连续重整装置来 至火炬管网 由#1601~#1602罐0.85 来 由#1655~#1658罐0.85 来 0.5 由加氢裂化装置来 去加氢裂化装置0.6 富胺液闪蒸罐（D-3304） 0.4 由工厂管网来 去#1、#3催化裂化0.7 装置 去#195~#198罐，0.7 #1605~#1606罐 去直馏柴油加氢0.7 装置 0.7 去#1651~#1652罐 去加氢裂化装置0.8 脱硫塔 去酸性水汽提装0.7 置 管道不变，新增伴0.4 热 自压 去加氢裂化装置 12

第二章 设备简介

本装置设备类型包括加热炉，反应器，汽提塔、分馏塔、空冷、冷换器、氢压机、机泵、容器等。 一、加热炉

本装置共有2台加热炉及一套加热炉烟气余热回收系统。 1.反应进料加热炉(F601)

根据流量及压降要求，反应进料加热炉采用对流辐射型、双面辐射室卧室立式炉。介质流型设计状态为雾状流。炉辐射室采用单排双面辐射，按其压力等级及其进出口温度，管材采用TP321，其特点是炉管受双面辐射，沿炉管圆周方向受热均匀，又由于是卧管，燃烧器沿长度方向均匀分布，使炉管沿长度方向受热也比较均匀，而且也充分发挥了TP321炉管材质的作用。对流部分上部走过热蒸汽，下部走反应物料，其压降能满足要求。鉴于烧瓦斯，为提高加热炉热效率，对流段炉管除遮蔽管外，均采用翅片管。辐射段炉管采用Cr25Ni20管架支撑，燃料器采用底烧扁平焰燃烧器，共40台，其中有一部分作长明灯用，保证燃气的安全。经计算该炉的热效率为83％左右．该炉的总设计热负荷为7．198MW。

2．分馏塔底重沸炉(F-602)（停用）

分馏塔底重沸炉采用对流——辐射型的立管园筒炉，炉管材质为碳钢，对流段炉管除遮蔽管外，其余为翅片管，燃烧器采用Ⅶ型燃烧器。为进一步提高加热炉的热效率，采用一套自成系统的烟气余热回收系统，可使本炉热效率达到88％以上。余热回收系统的换热设备，采用带全方位吹灰器的热空气预热器。总设计热负荷9．665MW。以上两台加热炉的对流室均设有吹灰器和清扫孔。可定时吹灰，使对流传热保持在最佳状态。 二、压缩机

1．循环氢压缩机（利旧）

选用沈阳鼓风机厂引进按新比隆技术生产的垂直剖分式t级离心式压缩机，型号为BCL407，驱动机为杭州汽轮机厂配套生产的3.5MPa背压式蒸汽透平机，不设备机。

2．新氢压缩机（利旧）

选用对称平衡型往复式压缩机，二级压缩，二列布置，最大活塞力40吨，驱动机为增安型无刷励磁同步电机。设计选用两台压缩机，一台操作，一台备用。 三、非定型设备

本装置中非定型设备共有44台，金属总质量约为1100吨。所有非定型设备均由国内制造，部分材料如2.25Gr-1Mo、BHW35考虑进口。主要非定型设备简述如下：

⒈ 加氢精制反应器(R601) （利旧）

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采用热壁式结构，内设两段催化剂床层，并有进料分配器、冷氢箱、出口收集器等设施。规格：φ3400*133*22310，总质量约241.8吨，可拆内件约16吨。

⒉ 脱硫化氢塔(C601) （利旧）

脱硫化氢塔采用20层浮阀塔盘，塔底部有汽提蒸汽入口，用于过热蒸汽汽提用。 规格：φ2000/φ3000*12+3/16+3*29070，总质量约40.1吨，可拆件约5.6吨。 ⒊ 分馏塔(C602)（停用）

分馏塔采用30层浮阀塔盘，塔底用重沸炉加热循环。

规格：φ2400／φ 3000*14*38200，总质量约62.43吨，可拆内件约12吨。 ⒋ 循环氢脱硫塔(C603)

塔采用20层单溢流浮阀塔盘。规格：φ1600*21000。 ⒌ 冷换设备（利旧）

高压部分选用V型管系列换热器，换热管规格为φ19；低压部分采用浮头式系列换热器，换热管规格为φ25。

反应流出物／混合进料换热器(E601／A、B、C)的规格为：BIUl400－8.80-683-6.2-21，单台质量约53吨。 9.79 19

⒍ 容器（利旧）

在油、气、水三相分离的冷高压分离器和冷低压分离器的设计中，采用立式容器，为保证油水的分离，容器中设置了凝聚器，以减少油中水雾的夹带。

热高压分离器(D一602)的规格为：φ3000*70*12914，总质量约70吨。 ⒎ 进料泵(P601／A、B)（利旧）

采用筒形多级离心泵，驱动机可使用隔爆型(YB)或增安型(YA)系列异步电机。进料泵从国外引进，一台操作，一台备用。

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四、设备一览表

⒈ 反应器

压力MPa 位号 名称 规格型号 主体材质 设计 R601 加氢反应器 φ3400*133*22310 2.25Cr-1Mo+TP309L+TP347L 8.4 操作 8.0 设计 420 操作 415 蜡油、 H2、H2S 温度℃ 介质 2.塔

规格型号 压力 MPa 操作 0.8/0.82 0.27/0.32 7.0 温度℃ 设计 150 操作 182/182 161/292 50 序号 编号 设备名称 1 C601 汽提塔 分馏塔 循环氢脱硫塔 内径×高×壁厚 设计 mm 蜡油、H2S、蒸汽、φ2000/3000*12+3/16 0Cr18Ni11TiC.S +3 * 29070 汽油 φ2400/φ3000*14* 38200 φ1600*21000（T/T） C.S 16MnR 汽、柴油 本体材质 介质 2 C602（停用） 3 C603 MDEA、水、7.95 循环氢

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3.容器 序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 编号 D601 D602 D603 D604 D605 D606 D608 D609 D610 D611 D612 D613 D614 D615 D617 D618 D619 D620 D621 D622 名称 原料油缓冲罐 热高压分离器 热低压分离器 冷高压分离器 冷低压分离器 脱硫化氢塔底回流罐 新氢分液罐 循环氢缓冲气罐 软化水罐 硫化剂罐 缓蚀剂罐 分散剂罐 放空罐 污油罐 碱罐 氨罐 贫胺液罐 脱硫塔前分液罐 贫胺液水封罐 规格型号 Φ4000×19456×16 Φ3000×13458×73 Φ3000×16028×28 Φ2446×12281×58 Φ1400×10604×14 Φ2000×7108×14 Φ2600×7404×12 Φ1200×4306×16 Φ377×2509×14 Φ1200×5179×6 Φ2000×11502×12 Φ800×2317×8 φ600×1400×16 Φ3000×9108×14 Φ1600×6900×8 Φ1400×3060×8 Φ1400×7764×14 Φ3200×4600 Φ600×3660 Φ400×1000 容积 m3 181.3 混合蜡油 63.6 60.6 31.3 10.1 21.5 3.94 0.12 9.13 4.53 27.5 0.88 61 3.55 蜡油、汽柴油、H2S、H2 蜡油、汽柴油、H2S、H2 汽柴油、H2O、H2S、H2 汽柴油、H2O、H2S、H2 轻烃、H2S、H2O 氢气. 新氢、硫化氢、轻烃 循环氢、硫化氢、轻烃 软化水、净化水 二硫化碳 苯甲酸胺 油气 3~30% NaOH 水、MDEA 循环氢、硫化氢、轻烃 水、氮气 介质 温度℃ 设计 70 250 270 70 100 80 80 60 70 70 170 常温 常温 80 70 170 50 130 80 80 70 操作 80 220 220 45 45 45 45 20 50 45 40 常温 常温 常温 50 50 常温 常温 50 45 50 压力MPa 设计 0.57 8.3 1.96 7.95 1.96 1.1 0.48 2.2 8.14 7.9 0.51 0.51 常压 常压 0.41 常压 常压 2.43 操作 0.15 7.4 1.6 7.2 1.5 0.75 0.12 1.9 7.74 7.0 常压 0.33 常压 常压 0.23 常压 常压 D607（停用） 分馏塔顶回流罐 37.15 汽油、H2S、H2O 循环氢压缩机入口分液罐 Φ1400×9351×46 0.154 水、分散剂 13.29 污油 9.952 液氨 1.8 常压 200mmH2O 7.95 7.0 常压 常压 16

4.换热器

序 号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 压力MPa 编号 设备名称 规格型号 型式 温度℃ 壳程 介质 管程 设计 操作 设计 操作 （壳/管） （壳/管） （管/壳） （管/壳） E601A 反应流出物/混合进料LU1200×6-600-8.2/ 9.35-2/300-19I 换热器 U型 U型 U型 U型 U型 9.35/8.2 8.9/7.6 350/415 285/420 反应流出物 混合进料 9.35/8.2 8.9/7.6 300/370 144/355 反应流出物 7.8/9.4 7.4/9 220/71 240/160 混合氢 63/70 混合进料 热高分气相 反应流出物/混合进料LU1100×6-505-8.2/ E601B、C 9.35-2/300-19I 换热器 E602 E603 热高分气相/混合氢换LU600×6-140-9.4/ 7.8-2/200-19I 热器 热高分气相换热器 LU700×6-195-7.6/ 1.6-2/350-19I 0.78/7.6 0.4/7.25 9.1/0.9 33/55 热高分气、H2 循环水 76/220 原料蜡油 蜡油 低分气，H2S 循环水 塔顶气，H2S 氢气 循环水 原料油/精制柴油换热LU700×6-195-9.8/ E604A、B 1.6-2/150-19I 器 E605 E607 E608 E610 E611 热低分气相冷却器 循环氢缓冲气冷却器 脱硫塔顶后冷器 新氢返回冷却器 贫胺液冷却器 BES500-0.78/1.88 -53-6/25-4I TΦ89/Φ34-44/83 -1.3×3 BES800-0.78/0.93 -163-6/25-4I BES500-2.31/0.78 -53-6/25-4I ES800-2.5-160-6/ 25-4I 浮头式 1.88/0.78 1.6/0.4 套管式 240/63 220/33 循环水 70/33 新氢 55/40 循环水 浮头式 0.3/0.75 0.3/0.75 浮头式 0.78/2.31 0.3/1.95 63/135 33/115 循环水 浮头式 0.5/0.4 60/33 贫胺液

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5. 空冷器

序号 1 2 3 4 编号 A601 A～D A602 设备名称 热高分气空冷器 风机型号 压力MPa P9X3-4-128-90S-23.4/DR-IIt 7.5 实际条件 温度℃ 129/55 182/55 161/55 132/55 热高分气 汽油、H2S、干气 停用 精制蜡油 管程介质 脱硫化氢塔顶空冷器 GP9X3-6-196-16S-23.4/DR-IIa 0.8 GP9X3-4-129-16S-23.4/DR-IIa 0.17 A603（停用） 分馏塔顶空冷器 A604 A～D 精制蜡油空冷器 P9X3-6-196-2.45S-23.4/DR-IVa 1.0 6. 机泵

序号 1 2 3 4 5 6 7 编号 B601 B602 设备名称 鼓风机 引风机 规格型号 G4-73-11NO9D右135 Y4-73-11NO 11D 左180 GSG-100-280/12 3S-9/8.5-B 介质 空气 烟气 蜡油 软化水 操作温度℃ 常温 190 80 40 40 45 80 操作压力进/出MPa ～/63.69 mmH2O ～/38.88 mmH2O 0.15/9.3 0/7.6 0/7.6 0.7/1.1 0.15/1.46 流量m3/h 扬程m 功率kw 17198 31400 129.4 9 15.32 17198 1330 860 859 114 190 11 22 720 30 110 37 132 P601/A、B 加氢进料泵 P602/A、B 软化水泵 LG222-16.5/852-软化水泵 P602/C 110-172IIDT 软化水 P603/A、B 脱硫化氢塔顶回流泵 ZA40-2315B 汽油 P605/A、B 蜡油泵 ZE100-4400B 蜡油 18

8 9 10 11 12 13 14 15 16 16 17 P-607 P608 P609 P611 P-613 P615/A、B P616/A、B P617/A、B P618/A、B 缓蚀剂泵 污油泵 放空油泵 碱液循环泵 分散剂泵 机602润滑油泵 机602密封油泵 机601辅油泵 贫胺液泵 JX63/1.3A-0.55-324P LY40-250 L=1600mm ZA40-2250B ZA50-2250 MD23F6N80/9.HV3 SNH440-52 缓蚀剂 污油 轻油 碱液 分散剂 润滑油 常温 常温 50 40 常温 40 40 40 40 20 50 0/1.0 0/0.64 0/0.6 0/3.9 0/7.8 ～/1 ～/7 ～/7 0.15/7.9 1.9/9.0 7.0/9.0 77.99 14681 57631 130 40 78 88 814 0.55 5.5 15 30 2 18.5 37 4 355 1500 SMH/B80R46U 润滑油 SNH120R54U1润滑油 2.1W2 TDF90-120X7 4M25-17.5/20- 90-BX BCL407 贫胺液 氢气 氢气 K601/A、B 新氢压缩机 K602 循环氢压缩机

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五、设备简图

1.汽提塔（C-601） 2.加氢反应器（R-601） 3. 加氢换热器（E-601） 4.加氢反应加热炉（F-601） 5.循环氢脱硫塔（C-603） 6.贫胺液罐（D-620） 7.装置流程图

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上封头20R+0Cr18Ni11Ti1.汽提塔（C-601）

上筒体20R+0Cr18Ni11Ti变径段21

20R+0Cr18Ni11Ti下筒体20R+0Cr18Ni11Ti下封头20R+0Cr18Ni11Ti裙座Q235-A

2.加氢反应器（R-601）

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3.加氢换热器（E-601）

管板15CrMo锻+（TP309L+TP347）换热管0Cr18Ni9TiDN250DN3504000DN250DN250管程椭圆封头15CrMoNi0Cr18Ni9Ti管程管箱15CrMoNi0Cr18Ni9Ti壳程筒体15CrMoNi0Cr18Ni9Ti支座Q235-A/16MnR壳程筒体15CrMoNi0Cr18Ni9Ti

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4.加氢反应加热炉（F-601）

蒸汽蒸汽介质介质.00

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5.循环氢脱硫塔（C-603）

30572654300300120602442120219600442107713343665

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6. 贫胺液罐（D-620）

300200200600ID32004000

8. 装置流程图

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