催化汽油加氢脱硫装置工艺技术规程.doc

《催化汽油加氢脱硫装置工艺技术规程.doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《催化汽油加氢脱硫装置工艺技术规程.doc（26页珍藏版）》请在得力文库 - 分享文档赚钱的网站上搜索。

1、催化汽油加氢脱硫装置工艺技术规程1.1 装置概况1.1.1 装置简介大港石化公司75万吨/年催化汽油加脱硫装置2007年5月开工建设，2008年2月工程中交，由中油第七建筑公司、中铁十八局承建。该装置为我公司引进的法国Axens公司的汽油选择性加氢专利技术，详细设计部分由中国石油华东设计勘察研究院完成。本装置由选择性加氢和加氢脱硫两部分组成。主要功能就是在尽量减少辛烷值损失的条件下，使催化汽油中的硫含量达到25ppm（wt），烯烃含量33%（vol）。联合装置位置处于石化公司原老重整装置，装置东西长120m，南北长81m，占地面积为9720m2 1.1.2 装置原料该装置主要原料为石化公司三联

2、合车间催化裂化装置的催化裂化汽油和重整氢气，采用先进的选择性加氢、加氢脱硫工艺，主要产品为轻汽油、重汽油、少量的净化燃料气（至燃料气管网）及含硫气体（至含硫气体管网）。汽油加氢装置的设计能力为75万吨/年，装置设计操作弹性为60%110%，年开工时间为8400小时。1.1.3 工艺特点与技术方案（1）该工艺的特点在于1）生产低硫、无硫醇的LCN馏分，这部分馏分可根据需要进行调和或进一步加工，如醚化或烷基化；2） 保护HCN加氢脱硫部分催化剂，防止HCN馏分中二烯烃参加反应引起的反应器压降上升，缩短催化剂运转周期。（2）主要技术方案：1） 原料油设预处理设施：原料油（催化汽油）进装置后，经过SR

3、-101/A，原料油过滤器过滤掉催化汽油中固体颗粒或胶质，使直径10微米、6微米、4微米的固体颗粒或胶质脱除率分别达到100%、99%、90%，以防止其沉积在催化剂表面，减缓反应器压力降的增加。2） 原料油缓冲罐设气体保护：装置内进料缓冲罐采用氢气保护，避免原料油与空气接触，以减轻原料油在换热器、加热炉管及反应器中的结焦程度。3） 反应产物加热炉设置在反应产物的出口：反应产物加热炉设置在反应产物的出口，该加热炉用来给稳定塔重沸器提供热源，同时间接控制进入加氢脱硫反应器入口的混氢油温度。这样可以避免在反应器入口设置加热炉时炉管易出现结焦的问题。4） 反应部分采用注水措施：在反应产物空冷器上游设置

4、注水点，以防止低温部位铵盐结晶堵塞换热器、空冷器和相关管道。1.1.4 工艺原理加氢原料为催化汽油，含有（二烯烃、硫、氮、芳烃等）杂质，在一定的温度、压力和氢气存在的条件下，在选择性加氢催化剂（HR-845）的作用下，主要发生双烯烃选择加氢转化为单烯烃，全部硫醇和部分轻硫化物转化为重硫化物，烯烃异构化等反应；选择加氢后产物又在加氢脱硫催化剂（HR-806）的作用下，发生加氢脱硫、脱氮等反应。（1）选择性加氢部分的主要反应:1）二烯烃加氢反应：二烯烃选择加氢为单烯烃。发生如下反应：A：CH3-CH=CH-CH=CH-CH2-CH3+ H2CH3-CH=CH-CH2-CH2-CH2-CH3B：CH

5、3CH=CHCH=CHCH2CH3+H2CH3CH2CH2CH=CH-CH2-CH3二烯烃很不稳定，极易聚合为胶质，因此将二烯烃转化为单烯烃可以提高产品的稳定性。2）烯烃异构化反应CH2 = CH - CH2 - CH2 - CH2 - CH3 CH3 - CH = CH - CH2 - CH2 - CH3当二烯烃大部分被完全反应掉之后，根据动力学观点，低温有利于该反应的发生，有利于将烯烃由链端结构异构为更加稳定的链中结构，而且，链中结构的烯烃有很高辛烷值3）烯烃加氢饱和直馏石油馏分中，不饱和烃含量很少，二次加工油中含有大量不饱和烃，这些不饱和烃在加氢精制条件下很容易饱和，代表性反应为：因为烯

6、烃加氢饱和会降低辛烷值，因此该反应是不希望发生。在反应的过程中，二烯烃加氢比烯烃加氢快，但是烯烃加氢又是很难避免的。不饱和烃加氢饱和是一个放热的体积减小的反应。因此，从动力学的角度看，低温、高压有利于该类型反应的进行。下面将列出该装置中典型的放热反应，并将其放热量进行比较：二烯烃 烯烃 26 kcal/mole二烯烃 烷烃 30 kcal/mole从热力学的角度看，在合适的催化剂作用下，温度为150 (装置运转初期) 至 200 (装置运转末期)，已经可以完全除去二烯烃。4）硫醇和轻的硫化物转化为重的硫化物 催化汽油中的含硫物主要是硫醇、硫醚、二硫化物和噻吩。在选择性加氢催化剂的作用下，将轻的

7、硫醇和硫化物转化为重的硫化物，同时H2S也转化为硫化物。硫转移反应比二烯烃加氢反应易于进行。a）轻的硫醇转化为重的硫化物：RSH +R (C5 C7烯烃) RS Rb）轻的硫醇转化为重的硫醇：第一步: RSH + H2 RH+H2S第二步: H2S + R (C5 至 C7烯烃) RSHc）硫化物转化为重的硫醇：第一步:CH3 S CH3 + H2 CH4 + H2SC2H5 S CH3 + H2 C2H6 + H2S第二步:H2S + R (C5 至 C7烯烃) RSHd）H2S转化为重的硫醇：H2S + R (C5 至 C7烯烃) RSH尽管从本质上来讲，会有H2S产生，但是H2S转化的反

8、应很快。因此在选择性加氢反应器中没有H2S存在，大约9599.5%的轻的硫化物都被转化为重的硫化物，二甲基硫化物和甲基硫化物的转化率只能达到4070%。（2）加氢脱硫部分的主要反应: 1）加氢脱硫反应裂化汽油中硫主要以噻吩和苯并噻吩的形式存在。硫化物脱硫中要通过以下几个步骤完成的： 噻吩四氢噻吩 硫醇 H2S这些反应都是放热反应，但由于在反应进料中发生这类反应的物质含量较低，因此这不会引起反应器飞温。本质上苯并噻吩是可以转化的，因此残留的硫主要是噻吩和硫醇的形式2）加氢脱氮反应：氮化物在氢作用下转化为NH3及相应的烃，从而被除去。由于C-N键的断开很困难， 而C-S 键较容易断开，加氢脱氮反应

9、比加氢脱硫反应困难得多，因此，相同条件下发生脱氮反应的机率要比脱硫反应小的多。通常在裂解汽油中的氮化合物是甲基吡咯和吡啶 。 CH CH CH C-CH + 4 H2 C5H12 + NH3甲基吡咯 n- 戊烷 氨 由于原料中氮含量很少，因此加氢脱氮反应放出的热量可以忽略不计。3）H2S 影响H2S 是加氢脱硫反应的强抑制剂 ，有利于形成硫醇的重组体。然而，却对烯烃加氢反应没有抑制作用。因此，H2S对加氢脱硫催化剂的活性和选择性都产生不利的影响。 为此，本套装置设计了以600-C-201为主体的胺吸收脱除硫化氢系统，使循环氢中的硫化氢含量始终保持最低，从而提高催化剂的脱硫活性和选择性。在一定的

10、操作条件，合适的催化剂作用下，该反应器中各反应进行的难易程度：加氢脱硫 烯烃加氢 芳烃加氢1.1.5 工艺流程说明（1） 选择性加氢部分1）原料油流程原料油自催化装置或罐区进入原料油过滤器（SR-101），滤后原料油进入原料油缓冲罐D-101，经原料油升压泵P-101抽出，与来自重整装置的氢气混合。混氢后的原料油依次通过进料与反应产物换热器E-101，进料与重汽油换热器E-102及蒸汽预热器E-103换热至150（运行末期200）后，进入选择性加氢反应器R-101。在选择性加氢反应器R-101（在该反应器中，原料油主要以液相形式存在）中，混氢进料在催化剂HR-845作用下，主要进行二烯烃转化为

11、单烯烃（防止HDS部分结焦，影响HDS长周期运转），烯烃异构化（增加辛烷值），全部硫醇和部分其它轻硫化物转化为重硫化物（进入HCN组分，使LCN中的硫含量很低，不需进一步净化处理）等反应。选择性加氢反应产物通过反应产物与进料换热器E-101换热后，进入产品分馏塔C-101 第22层塔盘，在产品分馏塔中分离出轻汽油，中汽油和重汽油。选择合适的割点可以使进入LCN中的噻吩最少。产品分馏塔设有塔顶回流系统和塔底重沸系统，塔底依靠分馏塔重沸器中压蒸汽提供热量。产品分馏塔顶油气经空冷A-101后进入分馏塔顶回流罐D-102。回流罐顶气体属于低硫气体（主要是氢气和少量的轻组分），可以送至燃料气系统，液相则

12、全部经回流泵送回分馏塔塔顶作为回流。从分馏塔第5层塔盘抽出的轻汽油经空冷A-102和LCN后冷器E-106后送出装置至汽油中间储罐，做汽油调和组分。该塔盘以上抽出的主要是轻汽油产品、氢气和一些极轻的组分，然后通过回流罐分离轻汽油产品中的氢气和极轻组分。轻汽油的抽出量与第10层塔盘的温度形成串级控制，这是因为该层他塔盘的温度可以确定合适LCN和HCN的切割点，从而保证LCN中的硫化物含量最低。从分馏塔的第 15 层塔盘抽出的中汽油至加氢脱硫部分。塔底的重汽油送至烃重组装置。分馏塔顶的压力主要是通过排往界区的排放气的流量来控制。分馏塔顶回流罐D-102的液位与回流泵P-102出口流量形成回路控制，

13、以控制D-102的液位。2）氢气流程：由重整装置来的氢气首先进入新氢切液罐D-103,然后经新氢压缩机K-101升压,自压缩机出来的氢气分成两路，一路与升压后的原料油混合进行换热，一路送至加氢脱硫部分R-201。 （2） 加氢脱硫部分 1）反应部分烃重组装置来的富含芳烃的进料与选择性加氢部分的中汽油混合后，经过加氢脱硫进料泵P-201升压后，和来自新氢压缩机K-101、循环氢压缩机K-201的氢气混合，然后通过加氢脱硫进料与加氢脱硫反应产物换热器E-201换热至129后进入加氢脱硫反应器R-201。在加氢脱硫反应器（主要在气相）中，混氢原料在催化剂HR-806作用下，主要进行加氢脱硫、烯烃饱和

14、（最小化）等精制反应。加氢脱硫反应器设置两个催化剂床层，两个床层之间设有液体急冷区，以控制反应器的最大温升为20。加氢脱硫后的反应产物经过反应产物加热炉F-201加热后去稳定塔重沸器E-202（为稳定塔提供热源），再经反应产物与混氢原料换热器E-201、反应产物空冷器A-201降温至55后，进入产品分离罐D-201。D-201顶的气相去胺吸收塔部分。D-201底的液相产品一部分通过急冷油泵P-202送至加氢脱硫反应器R-201以控制催化剂第二床层的入口温度，一部分通过稳定塔进料与塔底产物换热器E-205换热至166后进入稳定塔部分。设置反应产物加热炉，用来给稳定塔重沸器提供热源，同时间接控制进

15、入加氢脱硫反应器入口的混氢油温度。这样设置加热炉的目的可以避免在反应器入口设置加热炉，炉管容易出现结焦的问题。在反应产物空冷器入口注入脱盐水，以溶解掉铵盐，防止堵塞管道和空冷器。反应产物经空冷器冷却至55后进入分离罐，进行气、油、水三相分离。分离出来的气体作为循环氢进入循环氢脱硫塔脱除掉循环氢中的H2S，然后进入循环氢压缩机入口分液罐，再由循环氢压缩机压缩升压返回反应系统； 2）稳定塔部分稳定塔共包括22层塔盘，稳定塔的目的是将反应后的重汽油产品中的轻烃和溶解的H2S汽提出去，以保证重汽油产品的闪点和银片腐蚀合格。自加氢脱硫产品分离罐出来的一部分液相产品经过稳定塔进料与塔底产物换热器E-205

16、换热至166后进入稳定塔C-202第5层塔盘。稳定塔顶油气通过稳定塔顶空冷器A-202冷却至55进入稳定塔顶回流罐D-204。D-204的气相属于含硫气体，送出装置至气体脱硫部分。D-204的液相通过稳定塔回流泵P-204返回至稳定塔，回流罐的液位与回流量挂串级。回流罐分离出来的含硫污水降压后送至装置外污水汽提装置处理。稳定塔设有塔顶回流系统和塔底重沸系统，塔底依靠重沸器E-202间接汽提。塔底重沸器的取热量是通过稳定塔第21层塔盘的温度来决定。稳定塔塔底油通过稳定塔进料与塔底油换热器E-205，重汽油空冷器A-203，重汽油后冷器E-206冷却至42后，作为合格产品送出装置。为了减轻硫化氢对

17、管线和设备的腐蚀，在稳定塔顶设计了缓蚀剂注系统3）胺吸收塔部分胺吸收塔的目的是充分脱除循环氢中的H2S，保证胺吸收塔出口循环氢中H2S含量在50ppm以下(体积)。自加氢脱硫产品分离罐来的气相经过循环氢后冷器E-103冷却分离之后的气相进入胺切液罐D-202，通过D-202的分离，将循环氢中的烃组分冷凝下来，再将分离烃之后的循环氢送至胺吸收塔C-201。自装置外来的贫胺液通过贫胺液泵P-203升压，再经过贫胺液预热器E-204预热升温后进入胺吸收塔C-201（贫胺液的温度至少要高出循环氢10，以避免烃冷凝为液体而起泡）。胺吸收塔处理后的循环氢分为两部分，一部分至循环氢压缩机切液罐D-203，然

18、后经循环氢压缩机K-201升压后，与加氢脱硫的进料混合，通过E-201换热至260进入加氢脱硫反应器。另一部分去燃料气分液罐D-405。新氢去加氢脱硫部分是在新氢机的出口与循环氢压缩机出口的混合后，一起去加氢脱硫部分。（3）公用工程部分1）风系统:风系统包括净化风与非净化风，两者都自系统管网来。净化风自系统管网来，进入净化风缓冲罐D-403，然后进入仪表用风部位。非净化风自系统管网来,进入非净化风罐D-404,然后进入各个服务点用于吹扫。2）水系统:循环水自供排水车间来，进入E-104、E-105、E-106、E-203、E-206、K-101A/B、K-201A/B，及各采样点、机泵作循环冷

19、却系统。新鲜水自供排水车间来，进入P-102、P-204及仪表室和各用水点。1.6MPa除氧水自动力车间来，进入A-201、SD-2014.5MPa除氧水自动力车间来，进入SD-1013）燃料气系统:瓦斯自系统管网来，进入燃料气罐（D-405），然后进入加热炉（F-201）做燃料。4）氮气系统:自装置外来的低压氮气可进入新氢压缩机进出口管线；原料过滤器；原料泵出口管线；分馏塔顶回流罐；分馏塔；分馏塔顶回流泵P-102出口管线；HDS进料泵油泵P-201出口管线；产品分离罐；胺吸收塔；急冷油泵P-202出口管线；贫胺泵P-203出口管线；循环氢压缩机进出口管线；稳定塔回流罐；稳定塔顶回流泵出口管

20、线；及装置各服务点，用于气密、吹扫、置换、补压、密封等用途。5）蒸汽系统:3.5MPa蒸汽自装置外了，进入中压蒸汽脱热器SD-101，然后进入E-107、E-1031.0MPa蒸汽自装置外了，进入D-101、SR-101、C-101、D-102、D-201、C-201、EJ-201、C-202、D-204、D-405、SD-201及各伴热点。1.1.6 工艺原则流程图 见附录1.2 工艺指标1.2.1原料指标1原料油性质性 质单 位催化裂化汽油密度g/cm3 (15)0.73硫含量ppm（w）200芳烃vol %16.0苯vol %1.烯烃vol%40.0二烯烃wt %0.7乙腈ppm（w）2

21、丙腈ppm（w）10恩氏蒸馏IBP35.55 % vol46.510 % vol50.550 % vol89.090 % vol152.595 % vol164FBP1822新氢性质所需氢气由重整装置提供:初期5500吨/年（652kg/h）；末期5600吨/年（666kg/h）。组成H2C1C2C3C4C5合计，mol893.723.372.621.291001.2.2产品性质轻石脑油重石脑油重组产品性质初期末期初期末期Rate,kg/h41 86042 19047 18946 659Sm3/h63.664.058.457.7总的含硫量，wt. ppm 25 25 25近似的雷德蒸气压, M

22、Pa -进料近似的 ASTM D86, % vol. ( 760 mm Hg)IBP %18.218.391.692.15 %25.427.197.398.210 %30.030.5100.4101.430 %38.838.9107.2108.050 %42.742.7123.5124.370 %47.648.1146.4146.890 %61.161.8164.7164.995 %67.668.1173.6173.7FBP77.277.3177.8177.71.2.3 公用工程条件指标1.蒸汽和冷凝水项目压力, MPa温度3.5Mpa蒸汽3.23.53604001.0Mpa蒸汽0.81.02

23、002602. 风项目压力, MPa温度, 非净化风0.45环境温度净化风0.45环境温度3. 氮气质量氧含量 1000 ppm设计压力:0.8 MPa 4.水项目压力, MPa温度, 循环水入装置0.402832 循环水出装置0.2042新鲜水入装置1.61.8环境温度除氧水水质电导率：5.0 10-6S/cm总硬度：2.0 10-6mol/lpH ：8.89.2除氧水中各物质含量指标: * O2 15 ppb* Fe 1 ppm* H2S 1000 ppm* NH3 1000 ppm* Cl- 50 ppm* Ca 3ppm5.燃料气项目压力, MPa温度, 燃料气0.350.45环境温度

24、t1.2.4主要操作条件1.进料缓冲罐 600-D-101 温度：65 压力：0.42Mpa2.SHU 反应器 600-R-101指标单位运行初期运行末期入口温度150200出口温度162206反应器温升126入口压力MPa2.302.30出口压力MPa2.202.10反应器压降MPa0.100.203.分馏塔 600-C-101指标单位运行初期运行末期塔顶温度9092进料温度116137塔底温度210211回流温度5555塔顶压力MPa0.64回流/进料比0.750.834. HDS 反应器 600-R-201指标单位运行初期运行末期进口温度260310出口温度285335反应器温升2525

25、进口压力MPa2.122.17出口压力MPa1.971.97反应器压降MPa0.150.20急冷油流量kg/h734961045. 胺吸收塔600-C-201指标单位运行初期运行末期塔顶温度49进料温度42塔底温度44塔顶压力MPa1.456 稳定塔 - 600-C-202 指标单位运行初期运行末期塔顶温度152153进料温度166167塔底温度220221回流温度5555塔顶压力MPa0.80回流/进料比0.117. HDS 产品分离罐 600-D-201 温度：55 压力：1.53Mpa1.2.5原材料消耗、公用工程消耗及能耗指标1.原材料消耗指标序号名称消耗量，Kg/h消耗量，t/d消耗

26、量，104/a备注1原料油893002氢气6522.辅助材料消耗序号主要辅助材料及催化剂单位数量来源备注1HR845S选择性加氢催化剂m325进口7a2HR806S加氢脱硫催化剂m312.13ACT068m30.46进口7a4ACT077m30.465ACT108m30.466ACT139m30.467惰性瓷球m31.55国产7a8惰性瓷球m31.123.催化剂性质催化剂名称HR-845HR-806化学组成Mo-NiCo-Mo颗粒直径，mm2424比表面积，m2/g140130孔体积，cm3/g0.4/自然装填密度，g/cm30.840.46密相装填密度，g/cm30.880.48抗压强度，M

27、Pa1.55/4公用工程消耗 1）电量序号使用地点电压(V)设备数量设备容量轴功率年工作时间操作/台备用/台操作备用kWh1330-P-101A/B38011160160126.884002330-P-102A/B38011555530.484003330-P-201A/B3801111011069.884004330-P-202A/B3801118.518.511.584005330-P-203A/B380111515984006330-P-204A/B3801111113.284007330-M-201计量泵380110.250.250.284008330-M-201搅拌器380100.5

28、50.4230009330-A-1013808片30817.38840010330-A-1023802片30211.72840011330-A-2013804片30413.64840012330-A-2023801片7.535.63840013330-A-2033802片30211.72840014330-K-101A/B3801111011089840015330-K-201A/B38011315315250840016仪表3801510840017照明220153000合计871.721）蒸汽用量序号使用地点蒸汽消耗量t/h背压产汽及回收凝结水量t/h3.4MPa0.9MPa0.4MPa3

29、.8.0MPa0.9MPa凝结水备注1330-E-10717.9819.52330-E-1035.135.563330-E-2040.1930.215合计23.110.19325.2753）水量 序号使用地点给水t/h排(回)水t/h新鲜水循环水脱氧水热水净化水循环回水含油污水生活污水含硫污水备注需要消耗需要消耗需要消耗1330-E-1044.394.392330-E-1053.203.203330-E-10630.7530.754330-E-2039.709.705330-E-20628.20328.2036机泵冷却10827330-A-2015.518330-E-1071.959330-E

30、-2040.02210330-D-2015.4711330-D-2040.05612生产用水66间断合计86.2437.48284.243265.6464）燃料气量序号使用地点燃料油kg/h燃料气kg/h备注1330-F-201312.8合计312.85）压缩空气量序号项目压力MPa(g)连续Nm3/h间断Nm3/h正常最大正常最大1净化压缩空气0.62002非净化压缩空气0.64320合计20043205)氮气量序号项目用气参数连续Nm3/h间断kg/h一次最大用Nm3压力MPa（g）温度正常最大正常最大10.40.6常温7000合计70006）装置能耗表序号项目单位消耗量能耗指标MJ/t单

31、位能耗MJ/t原料能耗MJ1循环水t/h86.2434.194.05361.362脱氧水t/h7.482385.1932.272881.993含油污水t/h233.490.7566.984电kW871.7211.84115.5810321.165蒸汽3.4MPat/h23.113684953.2885137.246蒸汽0.9MPat/h0.19331826.88614.137燃料气t/h0.312841868146.6413096.318凝结水t/h25.275-320.3-90.66-8095.589净化风Nm3/h2001.593.56318.00合计MJ/t原料1172.5104701.59（104kcal/t）28.0