160加氢裂化操作规程

160万吨/年加氢裂化装置操作规程1第一章工艺技术规程1.1装置概况1.1.1装置简介一、辽阳石化分公司炼油厂加氢裂化装置是继镇海加氢裂化装置之后第二套国产化装置，由洛阳石化工程公司承担主要设计，天津四建承建。于1991年10月正式开工建设，1995年6月建成，1995年9月开车一次成功；原设计为100*104t/a，串联式中间馏分油循环流程。1998年9月装置进行120万吨/年一次通过流程的扩能改造，1999年6月实现160万吨/年一次通过流程改造的第一步，2001年6月完成160万吨/年串联式一次通过流程改造。原料油主要是常减压直馏蜡油，可以掺炼部分焦化蜡油抽余油。二、装置占地：加氢裂化和制氢在一个界区内，界区的面积为228*140=31920m2，其中加氢裂化占地面积为228*80=18240m2，制氢装置占地228*60=13680m2，加氢裂化和制氢装置共用一个中心控制室、变配电间、生产办工楼和生活设施，中心控制室在制氢南侧，办工楼在联合装置的界区外。三、装置组成：装置由两大部分组成:（一）反应部分包括原料系统、反应系统、新氢系统及注氨、注硫系统、反应部分包括：加热炉系统（F1101、F1102），加氢精制和加氢裂化反应器，高分和低分。（二）分馏系统：由脱丁烷塔；轻石脑油分馏塔；第一分馏塔、重石脑油气提塔；第二分馏塔四个单元。反应系统作用：原料油通过加氢裂化反应转化为轻质烃；轻、重石脑油、航煤、柴油等产品。分馏系统作用：将反应部分来的反应生成油分馏切割成干气、液化石油气，轻、重石脑油、航煤、柴油、未转化油等产品。四、主要材料和辅助材料的来源（一）加氢裂化所需直馏蜡油VGO144.5*104t/a，由常减压装置提供；焦化蜡油抽余油CGO15.5*104t/a，由蜡油抽提装置提供。（二）氢气由制氢装置及氢气提纯装置提供。（三）燃料１、燃料气（干气＋液化石油气），3.95*104t/a；２、燃料油3.55*104t/a，均由燃料站提供。（四）装置开工用油：新催化剂开工用油：低氮油2000吨；正常开工柴油500吨，全馏分石脑160万吨/年加氢裂化装置操作规程2油50吨。五、工艺技术方案１、原设计：为提供重石脑油和一定量的加氢未转化油作为蒸汽裂解原料采用高压（15Mpa氢分压），精制反应器和裂化反应器串联，中间馏分油循环的工艺流程。２、改造以后：为了提供重石脑油作重整进料及部分尾油作为蒸汽裂解进料（或加氢回炼），同时也能提供柴油、航煤等高附加值产品，改造成高压（15Mpa氢分压），精制反应器和裂化反应器串联的一次通过工艺流程，处理量由125t/h提到200t/h。六、自动控制水平加氢裂化装置和制氢装置共用一套集散控制系统（DCS），用于装置的过程控制和管理数据的采集、记录、保存、实施高级优化控制。由于加氢裂化装置操作复杂、危险因素多，相应设计了较为复杂的控制系统，为了保证安全操作，确保人身及设备的安全，装置设置了九个单元的自动保护系统。分别为：2.1Mpa/min、0.7Mpa/min紧急停工联锁系统。新氢压缩机（Ｃ1102A/B）和循环氢压缩机（Ｃ1101）机组停车联锁系统；进料泵（P1101A）和能量透平停机联锁系统，第一、第二循环氢加热炉熄炉联锁系统；进料泵（P1114A/B）泵联锁停车系统；脱丁烷塔底重沸炉（F1103），第一分馏塔底重沸炉（F1104），第二分馏塔底重沸炉（F1105）熄火联锁系统。1.1.2工艺原理1、加氢精制的反应原理加氢精制的主要反应有以下几种:一、烯烃饱和：是不饱的单烯、双烯通过加氢后，变成饱和的烷烃。如：１、R-C=C-R+H2→R-C-C-R....+Q２、R-C=C-C=C-R'+H2→R-C=C-C-C-R'+H2→R-C-C-C-C-R'二、脱硫反应在反应条件下，原料中含硫化合物进行氢解，转化成相应的烃和硫化氢，从而硫原子被脱除。如：硫醇：R-S-H+H2→R-H2+SH2硫醚：R-S-R'+H2→R-S-H+R'-H+H2→R-H+R'-H+SH2二硫化物：R-S-S-R'+H2→R-S-H+R'-S-H+2H2→R-H+R'-H+2SH2160万吨/年加氢裂化装置操作规程3二硫化物加氢转化为烃和硫化氢需经过生成硫醇的中间阶段，即首先在s-s键上断裂，生成硫醇，再进一步加氢生成烃和硫化氢，中间生成的硫醇也转化成硫醚。而噻吩环状含硫物，在加氢脱硫时首先选定环中双键，发生饱和，然后再发生断环脱硫，脱硫反应速度因分子结构按以下顺序递减：RSHRSSRRSR'噻吩三、加氢脱氮反应石油馏分中的含氮化合物可分为三类：１、脂肪胺及芳香胺类；２、吡啶、喹啉类型的碱性杂环化合物；３、吡咯、茚入咔唑型的非碱性氮化物，氮化物加氢发生氢解反应生成NH3和烃如：胺类：R-NH2+H2→RH+NH3（1）吡啶(2)喹啉160万吨/年加氢裂化装置操作规程4由此可见：所有的含氮化合物氢解时都要向胺转化，再进一步氢解生成烃和氨。反应速度：脂肪胺〉芳香胺〉吡啶类型碱性杂环化合物〉吡咯类型的非碱性氮化物。由于氮化物的分子结构都比较复杂，且都很稳定，故而氢解反应需要的条件比较苛刻，要求氢分压在15Mpa，温度在400℃，能脱除96％左右的氮，故此加氢裂化设计压力为16Mpa，而且精制的空速不能过高。四、脱氧反应原油中含氧化合物有环烷酸、脂肪酸酯和醚、酚等，含氧化合物发生氢解反应后生成烃和水。这些含氧化合物在加氢精制的条件下很快发生分解。从反应速度上来看，硫化物氧化物氮化物160万吨/年加氢裂化装置操作规程5五、加氢脱金属反应原料中含有少量的金属杂质，如：砷、铝、磷、铜、铁、镍、矾等，他们有的来自原油，有的来源于贮存或上游装置的加工过程的腐蚀。这些金属化合物在加氢精制过程中，发生氢解反应，生成金属都沉积在催化剂表面上造成催化剂失活，并导致催化剂床层压差上升，当床层压差上升到一定值时就须更换催化剂，进行撇头，故而在正常生产时要注意原料中的金属杂质量和床层压差的变化。2、加氢裂化反应原理加氢裂化反应的结果，很大程度上取决于催化剂的加氢活性和酸性活性中心的配比。加氢裂化催化剂可分为高加氢活性和低酸性活性，和低加氢活性和高酸性活性两种，前者以加氢为主，故而产品中的轻组分少，液收大，饱和烃含量大，而后者是以裂化为主，产品中轻组分多，干气产量大，转化率高，不饱和烃含量高。１、烷烃的加氢裂化反应H2CnH2n+2CmH2m+2+Cn-mH2(n-m)+2烷烃加氢裂化随分子量的增加而加快，而且C-C键断裂一般都是在分子的中间部位。因为中间部位的C-C键能最小，故而易发生断链。２、环烷烃的加氢裂化一般带侧链的环烷烃加氢反应时大都发生断侧链反应，而单环环烷烃或短侧链单环环烷烃一般比较稳定，它们分解是通过异构化生成五元环衍生物的断环产物。双环烷烃在加氢裂化时首先发生一个环的异构化，生成五元环衍生物而后断裂，当反应继续进行时，第二个环断裂。３、芳烃加氢反应苯在加氢条件下的反应过程：首先生成六元环烷烃，后发生异构化，五元环开环和侧链断开：160万吨/年加氢裂化装置操作规程6稠环芳烃加氢，首先是：一个芳环加氢，接着生成的环烷环发生异构化，后断裂，然后进行第二个环的加氢，如此继续下去。如：1.1.3工艺流程说明工艺流程见附图一、反应部分原料油由厂罐区用泵送入装置，在进装置以前，应先进行初级过滤，原料油质量对加氢裂化的操作影响很大，要求原料油在贮存过程中用惰性气体保护以免与空气接触，常减压装置的原料必须经过严格脱盐、脱水，减压塔操作应保持适当的拔出率，使减压馏分油金属含量、干点、残炭值及正庚烷不溶物等符合原料规格要求，直馏蜡油（VGO）和焦化蜡油（CGO）以一定的比例在流量和Ｖ1102罐液位串级控制下，经过原料油过滤器FI1101，除去原料油中的固体颗粒后进入原料油脱水罐Ｖ1101，以脱出游离水。从Ｖ1101出来的原料油分为两路，一路在流量和原料油缓冲罐V1102液面串级控制下经Ｅ1108与中段回流油换热，另一路在流量和原料油缓冲罐V1111液面串级控制下经Ｅ1121与柴油换热，经Ｅ1122A/B与尾油换热后汇合进入自动反冲洗过滤器，然后分别进入原料油缓冲罐V1102和Ｖ1111，然后经加氢进料泵Ｐ1101A／B升压在流量控制下先后经Ｅ1104A／B、Ｅ1101与反应流出物换热；经原料油泵P1114A/B升压后进入Ｅ1102与反应流出物换热。经换热后的两路160万吨/年加氢裂化装置操作规程7原料油混合，再与第一循环氢加热炉Ｆ1101、第二循环氢加热炉Ｆ1102出口的循环氢混合，然后进入装有脱铁催化剂和精制催化剂的精制反应器Ｒ1101A、B，进行加氢精制反应，将原料中的硫、氮、氧等化合物转化为硫化氢、氨和水，并除去金属杂质，起到保护裂化催化剂的目的。Ｒ1101Ａ的入口温度由调节Ｆ1101的燃料气量来控制，Ｒ1101B催化剂床层入口温度由调节急冷氢量来控制，Ｒ1101B出口设有采样器，定期取样分析精制油的氮含量，在操作中通过调节Ｒ1101A／B的床层平均反应温度来调节精制油的氮含量小于40ppm（重）。从Ｒ1101B出来的加氢精制反应流出物用冷氢控制进入装有抗氮裂化催化剂的裂化反应器Ｒ1102A/B，精制油在高氢分压下通过四个催化剂床层进行加氢裂化反应（断链、开环、多环芳烃饱和等），放出大量热，反应温度必须严格控制，各床层入口温度分别用调整床层间急冷氢量来控制，在操作中通过调节床层间急冷氢量来控制各床层等温升。Ｒ1102A、B的平均反应温度根据反应新鲜进料达80％（Ｖ）转化率这一要求来调节的，并尽可能的维持较低的反应温度，以延长催化剂的寿命，获得最大的收率，并有助于控制反应。从Ｒ1102B出来的反应流出物，先后经过Ｅ1101、Ｅ1102、Ｅ1103、Ｅ1104A、B、Ｅ1105、Ｅ1106A、B的管程分别与热原料油、冷原料油、热循环氢、原料油、循环氢、低分油换热，以尽量回收热量。原料油、循环氢和低分油一侧都设有调节换热器出口温度的旁路控制。在换热后的反应流出物中注水（E1105前、E1106前、A1101前），目的是防止铵盐的析出。注水后的反应流出物经反应流出物空冷器Ａ1101冷却到43℃进入高压分离器。Ｖ1103进行气、油、水的分离，Ｖ1103操作压力控制在16.0Ｍpa（163Kg/cm2）。高压分离器Ｖ1103压力指示反应系统的压力，在正常操作时通过调节新氢压缩机Ｃ1102各段返回量，即调节新氢量来控制，催化剂再生时Ｖ1103的压力通过排气量来控制。Ｖ1103顶部的气体（即循环氢），经循环氢压缩机Ｃ1101升压后分三路：一路与来自Ｃ1102的新氢混合并通过Ｅ1105、Ｅ1103壳程与反应流出物换热，后又分两路各自在流量控制下作为Ｆ1101、Ｆ1102的进料，经Ｆ1101、Ｆ1102加热后的循环氢与换热后的原料混合作为精制反应器Ｒ1101A的进料。循环氢的另一路，不经换热加热而直接作为Ｒ1101A、B和Ｒ1102A、B的急冷氢，用于控制反应床层温度。第三路，到空冷前，作为C1101的防喘振线。自Ｖ1103中下部抽出的反应生成油，在Ｖ1103液位控制下通过原料油泵Ｐ1101A的液力透平回收能量后进入低压分离器Ｖ1104，在开工停工液力透平未启动时则高分油直接经液控阀进到Ｖ1104，Ｖ1104闪蒸出来的干气（低分气）去脱硫及硫回收装置进行脱硫。而低分油在Ｖ1104液控下利用压力经Ｅ1106A／B（壳程）换热后去分馏部分，作为脱丁烷塔Ｔ1101的进料。自Ｖ1103底排出的含硫污水，在Ｖ1103油水界面控制降压后送160万吨/年加氢裂化装置操作规程8脱硫及硫回收，Ｖ1104脱水包排出的含硫污水在油水界位的控制下与Ｖ1103污水汇合一并送到脱硫及硫回收。新氢由新氢压缩机Ｃ1102A/B/C/D升压后与循环氢混合，经换热后作为反应器Ｒ1101A的进料。二、分馏部分分馏部分由一个脱丁烷塔和两个分馏塔组成，其作用是将反应流出物（低分油）分馏切割成液化石油气、轻石脑油、重石脑油，航煤、柴油和加氢未转化油等产品。来自反应部分的低分油进Ｔ1101第