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。
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。
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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。
第二节 工艺流程说明
本装置的原料油由装置的配套罐区来，进入原料油脱水罐D301，通过自动反冲洗的原料油过滤器SR301除去原料中大于25μm的颗粒后进入原料缓冲罐D302，反冲洗污油由过滤器排出后进入反冲洗污油罐D312，由反冲洗污油泵P-304/A、B外送至污油罐区。
原料油缓冲罐D302出来的原料油经加氢进料泵P302/A、B升压后，在流量控制下与混合氢混合，混合进料经反应产物/混合进料换热器E303/A、B、E301换热，然后进入反应器进料加热炉F301。设置的温控阀TIC4501是通过调整进出换热器的物料量来控制加热炉F301入口温度，达到控制反应温度的目的。反应加热炉F301加热混合料至反应所需温度后进入加氢精制反应器R301，R301设置两个催化剂床层，床层间设有急冷氢。
由R301出来的反应产物经反应产物/原料混合物换热器E301和反应产物/低分油换热器E302换热后，再与反应流出物/原料混合物换热器E303/B、A换热，温度降至120℃左右，经高压空冷器A301/A-H冷却至50℃，进入高压分离器D303。为了防止反应产物在冷却过程中析出铵盐堵塞管道和设备，通过注水泵P303/A、B将水洗水注入到E303/A与A301/A-H上游侧的管线内。
在高压分离器D303中，反应产物进行油、气、水三相分离。油相即加氢生成油，在液控LIC4511控制下进入低压分离器D304；气相即D303顶部出来的循环氢（高分气）经过循环氢压缩机入口分液罐D305分液后进入循环氢压缩机K302升压，然后分成两路：一路作为急冷氢去反应器R301控制反应器床层温升，另一路与来自新氢压缩机K301/A、B出口的新氢混合成为混合氢，在反应产物/原料混合物换热器E303/A前与原料油混合。
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D-303高压的排放气去焦化压缩机出口。D303底部排出的含有硫化氢和氨的酸性水、低压分离器D304底部排出的酸性水和汽提塔回流罐D310排出的酸性水一起送至D-112，由P-115送出装置。低压分离器D304闪蒸出的含硫气体（低分气）去焦化装置脱硫部分处理后，作制氢原料。D304的油相（低分油）去分馏部分。
装置的补充氢由全厂2.0MPa氢气管网提供，主要由焦化干气制氢装置生产的氢气和重整氢气组成，经新氢压缩机入口分液罐D306分液后进入新氢压缩机K301/A、B，经两级升压后与循环氢压缩机K302出口的循环氢混合成为混合氢。
低分油先后经汽提塔底精制柴油/低分油换热器E305/C、B、A、反应产物/低分油换热器E302，换热后进汽提塔加热炉F-302加热至270℃后进入汽提塔C301。C301设有30层浮阀塔盘，塔底用经F301对流段加热后的0.8～1.0MPa过热蒸汽进行汽提，塔顶油气经汽提塔顶空冷器A302/A-H和汽提塔顶后冷器E306冷却后，进入汽提塔顶回流罐D310。D310闪蒸出的气体至焦化装置富气压缩机入口，压缩后去干气脱硫；部分油由汽提塔顶回流泵P312/A、B打回C-301，作为塔顶回流；部分粗汽油经P306/A、B升压外送出装。
C301塔底油由精制柴油泵P305/A、B升压后，与低分油/精制柴油换热器E305/A-C换热，经精制柴油空冷A303/A-D冷却至50℃后送出装置。
第三节 工艺条件
一、原料及产品性质：
1、柴油加氢精制装置原料来源于重油催化裂化装置、常减压装置及焦化装置，原料组成见表1，性质见表2、表3；所需的氢气由20000Nm3/h焦化干气制氢装置或全厂氢气管网提供。
2、柴油加氢精制装置主要产品是精制柴油和石脑油，产品分布见表4，性质见表5。 3、补充新氢性质：
组成（v%）： H2 C1 N2 温度 压力
99.5 0.1 0.3 40℃ 2.0MPa(g)
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表1 原料组成
方 案 组 分 焦化汽油 焦化柴油 催化柴油 催化轻循环油 直馏柴油 合计 方案一 万吨/年 7.8 21 47 13 31.2 120 m/% 5.5 17.5 39.2 10.8 26 100 方案二 万吨/年 21 47 13 39 120 m/% 17.5 39.2 10.8 32.5 100 备注：数据由石油化工科学研究院提供。
表2 原料油性质
油品名称 密度，g/cm3 折光 运动粘度，mm2/s 硫含量 m% 氮含量 m% 溴价gBr/100g 馏程ASTMD86℃ 初馏点/10% 30%/50% 70%/90% 100% 焦化汽油 焦化柴油 直馏柴油 催化柴油 催化轻循环油 0.7382 0.4745 0.0133 47/76 -/122 -/164 185 0.8539 1.4812 5.137 0.91 0.28 164/208 252/290 324/356 395 0.834 1.4654 5.922 0.211 0.015 1.12 206/234 264/291 315/345 367 0.9043 1.521 3.864 0.543 0.1244 17.03 172/204 231/256 302/354 389 0.8002 0.1319 0.021 97/124 144/151 160/170 189 备注：数据由石油化工科学研究院提供。
表3 混合原料性质
项目 馏 10% 方案一 141 方案二 158 4
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程 30% 50% 70% 90% 199 254 307 359 0.46 0.1 0.852 1．4834 17.2 219 266 314 361 0.45 0.1 0.86 1．4862 14.4 硫含量 m% 氮含量 m% 密度 g/cm3 折光 nd20 溴价 Brg/100g 备注：数据由石油化工科学研究院提供。
表4 柴油加氢产品分布（w%）
产品目标硫含量 方案 H2S NH3 C1 C2 C3 C4 C5+汽油 柴油 C5+液收 化学耗氢 方案一 0.477 0.122 0.025 0.02 0.011 0.005 13.276 86.914 100.19 0.85 S＜150ppm 方案二 0.467 0.122 0.015 0.01 0.008 0.004 8.279 91.903 100.182 0.81 备注：数据由石油化工科学研究院提供。
表5 柴油加氢精制产品主要性质
柴油产品要求 S＜150ppm 5