加氢精制反应器的产物在加氢裂化反应器中，大分子的烷烃容易分解生成小分子的烷烃和烯烃，烯烃又进一步和氢反应生成烷烃，所以加氢裂化的产物和加氢精制反应的产物同样不会有烯烃．其典型反应方程式如下：
分解CmH2m+2（烷烃）C2（m-n)H2(m-n)+2（烷烃）CnH2n（烯烃）
CnH2n（烯烃）H2加氢CnH2n+2（烷烃）
3
在加氢精制反应器中没有转化的为数不到10ml/m的氮化合物在加氢裂化反应器中进一步加氢，生成ＮＨ3和相应的烃类，从而确保产品中的氮含量不超过要求的指标。
本装置加氢裂化原料所采用的减压柴油，其中主要包含不同分子量的烷烃，环烷烃，芳香烃等烃类化合物。
烷烃的主要反应是异构化、裂化断链和少量的环化，高分子烷烃容易引起二次裂化反应。 单环环烷烃和单环芳烃在反应过程中通常很稳定，不易被裂化开环，所以主要反应是临氢脱烷基即侧链的断开，稠环芳烃和环烷烃的主要反应是环的加氢、开环、断侧链，其中多环化合物反应速度最快。环烷烃在开环和断链时产生超过热力学平衡的大量异构烷烃和异构环烷烃．芳烃则很少异构化反应，且有部分环化。
由于加氢裂化反应是临氢的化学反应，所以产物中不存在不饱和烃，并且也避免了稠环芳烃及环烷烃的缩聚。
反应过程中由于单环芳烃和单环环烷烃的稳定性，以至能达到最大量生产（Ｃ6－Ｃ9）环烷烃和芳香烃的目的．其反应特点决定了产品分布和原料组成有密切关系．当原料中芳烃、环烷烃含量越多，产品重石脑油中的环烷烃和芳烃也越多。
胺处理(950)/液化气回收(900)工艺原理
N-甲基二乙醇胺(MDEA)溶液呈弱碱性，H2S是呈弱酸性气体，所以可用MDEA溶液与H2S进行化学反应而除去。富溶液随温度的上升而解吸出H2S，从而使吸收剂可以再生循环使用。
950装置原料气中的硫化物，除H2S外，还含有少量的硫醇（RSH）和噻吩等有机硫，这些有机硫如用乙醇胺（MEA）溶液吸收则会反应生成恶唑而不能再生，而且溶剂将会遭到损失；如果用N-甲基二乙醇胺（MDEA）溶液来吸收，生成的化合物是可以解吸再生的。反应式如下：
2R2NH+H2S （R2NH2）2S （R2NH2）2S+H2S 2（R2NH2）HS
常温时反应从左到右；升温时在105℃~120℃反应从右到左。压力升高对吸收有利，吸收温度越低吸收效果越好，但不能低于进料温度。压力越低对解吸有利，解吸温度越高，解吸效果越好，但温度太
#
#
#
11
高会增加对重沸器和换热器的腐蚀，以用引起脱硫剂的分解。
在反应过程中H2S会腐蚀设备生成FeS，这些腐蚀产物悬浮在溶剂中也会污染溶剂。污染溶剂的物质还会引起溶液在吸收塔中起泡，造成冲塔，大量溶剂跑损，因此要控制好温度、压力，并通过过滤和加入消泡剂，来稳定整个操作。
900液化气回收装置将来自950胺处理装置的液态烃和300重整装置脱戊烷塔顶液作为原料，借助各组分的挥发度不同，在脱丁烷塔中使混合物分离为轻石脑油和液态烃．900 C3/C4分离塔DA-911还可以对从FB-2401来自重石脑油进行分割处理。
#
#
#
#
第三节 工艺流程
为了便于说明整个装置的工艺流程，按照工艺流程把本装置分成五个部分。1、反应部分;2、氢气补充部分;3、分馏部分;4、余热回收系统;5、胺处理和液化气回收系统。 2.3.1 反应部分
第一路来自装置外储罐的新鲜原料（VGO)，经过滤器FD-101A/B，脱水罐FA-116，换热器EA-118，进入新鲜原料罐FA-102。罐内采用燃料气封是为了防止原料与空气接触和尽量减少对催化剂的污染。新鲜原料通过泵GA-101A/B,由FRCAL-1004控制输往系统流量（在开停工或其它特殊情况下，由FICAL-1005或FICAL-1007 控制泵出口物流部分返回FA-102，而在正常情况下，返回FA-102的减压角阀是关闭的。）新鲜原料经过换热器EA-105、EA-102与加氢裂化反应器DC-102的流出物换热后，与被加热炉BA-101加热的循环氢混合。混合原料达到所需的反应器入口温度、压力，从加氢精制反应器DC-101顶部进入，自上而下流过两个精制催化剂床层。通过设置在加氢精制反应器DC-101入口前的温度控制器TRCAH-1009与加热炉BA-101燃料气压力控制器PIC-1004所组成的串级控制来调节燃料气量实现DC-101入口温度的稳定控制。在精制反应器DC-101中，催化剂使原料中的有机氮、硫和氧化物转变为氨、硫化氢和水，这些反应是放热的，因而引起反应温度的上升。在两个精制催化剂床层之间，通过温度控制器TRCAH-1043注入急冷氢，控制第二床层的入口温度及出口温度。加氢精制反应器DC-101的入口温度，以其流出物中有机氮含量控制小于10ml/m调节。在反应器DC-101的出口备有取样冷却器和取样接管，由此可得到供有有机氮分析的液体样品。
第二路依次通过过滤器FD-103A/B，脱水罐FA-119除去固体颗粒和游离水，脱水后的新鲜原料经新增新鲜原料/柴油换热器EA-123和新鲜原料/尾油换热器EA-122A～C预热后再经原设计循环油管路，在液位控制下进入新鲜原料缓冲罐FA-117。
FA-117中的新鲜原料经原循环油泵GA-102A/B升压后在流量控制器FRCAL-1041控制下送至反应流出物/新鲜进料换热器EA-115预热。
经EA-115预热的新鲜进料按改造后新流程与循环氢加热炉BA-102出口热氢混合作为新增加氢精制反应器DC-103进料。混合进料进入新增加氢精制反应器DC-103进行脱硫、脱氮、脱氧等反应。DC-103
3
12
的入口温度由调节BA-102加热炉燃料气量来控制；DC-103内设两个催化剂床层，第二床层的入口温度由急冷氢TRCAH-1820来控制。 通过调节DC-103的反应温度来控制其流出物中有机氮含量小于10ml/m。在反应器DC-103的出口备有取样冷却器和取样接管，由此可得到供有有机氮分析的液体样品。
DC-101精制反应器流出物与并联的DC-103精制反应器流出物合并后进入加氢裂化反应器DC-102，DC-102的入口温度由入口急冷氢量来控制。DC-102内设四个床层，各床层温度通过急冷氢量来调节。在DC-102底部有后精制催化剂床层，其作用是将在加氢裂化反应中生成的硫醇转变为硫化氢和烷烃。DC-102裂化反应器流出物经EA-102、EA-115、EA-101、EA-105、EA-103、EA-104、EA-106分别与第一路新鲜进料、第二路新鲜进料、循环氢、低分油（脱戊烷塔进料）换热，以尽量回收热量。在换热后的反应流出物中注水，以防止铵盐析出，注水由GA-103A～C泵注入蒸汽冷凝水。注水后的反应流出物经反应流出物空冷器EC-101和反应流出物后冷器EA-107冷凝冷却到43℃进入高压分离器FA-103进行三相分离。高分气体和新氢一起进入循环氢压缩机GB-101，高分油经GAT-101液力透平回收能量后去低压分离器FA-104，高分酸水在界面控制下进入脱气罐FA-111，然后再送入酸性水汽提装置处理。
经循环氢压缩机GB-101升压后的氢气分二路，第一路通过EA-103、EA-101与反应流出物换热后分二路，各自在流量控制下作为BA-101、BA-102的进料。第二路直接作为各反应器的急冷氢。 2.3.2 氢气补充部分
加氢裂化补充氢是由重整氢气、外供氢和制氢氢气三种气体混合组成的。
从制氢装置来的氢气和外供氢经缓冲罐FA-110进入氢气增压机GB-104A/B，压缩升压到5.6MPa后，经氢气增压机后冷器EA-113冷却，再从补充氢一级分离罐FA-105顶部进入，在罐里和来自重整氢气（压力约为5.5MPa，温度35℃）混合。混合后的气流分成两股相等物流分别进入补充氢压缩机GB-102A/B一级，升压到9.0MPa后两股物流汇合，经冷却器EA-108冷却后进入补充氢分离罐FA-106，分离出液体后又分成两股相等物流分别进入补充氢压缩机GB-102A/B二级，升压到14.0MPa，在压缩机出口两股物流汇合，送后冷器EA-109冷却，最后进入高压分离器。在FA-110、FA-105、FA-106三罐分离出来的液体经手动排放送至轻污油系统。 2.3.3 分馏部分
来自低压分离器FA-104的分馏系统进料经EA-104、EA-106与反应流出物换热后再经脱戊烷塔进料/蒸汽换热后进入脱戊烷塔DA-101，塔顶油气经空冷器EC-102、后冷器EA-110冷凝冷却后进入脱戊烷塔顶回流罐FA-107，由FA-107闪蒸出的气体排至950单元胺处理装置，FA-107液体经脱戊烷塔顶回流泵GA-104A/B升压后一部分作为塔顶回流返回DA-101顶部，另一部分排至950单元。脱戊烷塔进料中夹带的溶解水分也在FA-107中脱除，并在界面控制下排至脱气罐FA-111。DA-101塔底一路经脱戊烷塔重沸炉循环泵 GA-105A/B升压，再经脱戊烷塔重沸炉BA-103加热后返回DA-101塔底部。另一路经脱戊烷塔重沸器进料泵GA-115A/B升压后在流量控制下通过重沸器EA-117返回塔底，重沸器热源来自减压分馏塔底尾油。
3
13
脱戊烷塔底油在塔液面控制下直接进入分馏塔DA-102，DA-102塔顶气经空冷器EC-103冷凝冷却后进入分馏塔顶回流罐FA-108，塔顶压力由EC-103热旁路控制。FA-108液体一部分由分馏塔顶回流泵GA-106A/B增压后返回塔顶第一层板；另一部分作为轻石脑油产品经轻石脑油泵GA-110A/B升压经轻石脑油后冷器EA-112冷却后出装置。
DA-102中段回流油自DA-102第24层塔板抽出，经中段回流泵GA-109A/B升压后在流量控制下经空冷器EC-104冷却后返回到DA-102第22层塔板。EC-104入口设三通调节阀以控制中段回流返塔温度。
分馏塔DA-102塔底用分馏塔底重沸炉BA-104供热，DA-102塔底分二路，一路由重沸炉循环泵 GA-108A/B升压后，经BA-104加热后返回分馏塔塔底，另一路塔底油在液位控制下，由增压泵GA-113A/B增压后进入减压分馏塔DA-105。
重石脑油从DA-102第21层塔板抽出，在重石脑油汽提塔DA-103液位调节控制下自流入DA-103，被汽提的轻组分返回到DA-102第20层塔板上方，汽提后的DA-103塔底重石脑油经重石脑油泵GA-107A/B、重石脑油空冷器EC-105冷却至120℃左右作为300单元进料。剩余产品经空冷器EC-107后水冷器EA-114冷却后作为产品送装置外罐区。
减压分馏塔DA-105是负压操作，塔顶负压由减压分馏塔顶抽空器GE-103A/B来保持。GE-103A/B用中压蒸汽作动力，不断抽除系统中的不凝气。GE-103A/B出口蒸汽、不凝气经减压塔顶冷凝冷却器EA-120部分冷凝后自流入大气水封罐FA-118。在FA-118中油、水、气得到分离。液位控制由泵GA-121自动启动/停止把油间断排至污油系统，罐冷凝水在水位控制下自流入含油污水系统，不凝气排至BA-105作燃料。
航煤由DA-105塔顶第一段填料下部集油箱抽出，由航煤泵GA-123A/B升压后经空冷器EC-109冷却后，一部分返回填料层上部，提供塔所需要的回流；另一部分经航煤后冷器EA-119冷却后作为航煤产品出装置。
柴油由DA-105第二段填料下部集油箱抽出，由柴油泵GA-118A/B升压后经新鲜进料/柴油换热器EA-123与第二路新鲜原料油换热，并经柴油后冷器EA-124冷却后作为柴油产品出装置。
DA-105塔底热量由重沸炉BA-105提供，BA-105进料由DA-105塔底抽出液经减压塔重沸炉进料泵GA-122A/B升压后进入BA-105加热后返塔内，塔底尾油产品由塔底抽出泵GA-120A/B升压后先去脱戊烷塔底重沸器EA-117作该塔补充热源，再经新鲜原料/尾油换热器EA-122A～C换热回收热量后，再经空冷器EC-108冷却后送出装置。 2.3.4 余热回收系统
加氢裂化装置原设计没有余热回收系统，进风是由一个风机送风，两个方箱炉和两个圆筒炉共享一个送风管。而排烟则是通过联合烟囱自然拔风完成的。2003年设备大检修中增设余热回收系统后的流程见下图。
14
放空气动蝶阀5气动蝶阀4气动蝶阀2气动蝶阀3调节阀调节阀调节阀调节阀原鼓风机气动风门方 炉方 炉圆 炉圆 炉气动蝶阀6气动蝶阀1放空余热回收进风通道余热回收排烟通道原进风通道原排烟通道热管空气预热器鼓风机1烟 囱引风机 图2-3-1 余热回收系统流程示意图 图3 余热回收系统流程图本系统的核心设备是热管空气预热器。四个加热炉出来的排烟汇总后被引入热管空气预热器的蒸发段放热后，排烟温度降至165℃，经引风机送入烟囱排放到大气中。由鼓风机1送来的自然空气经热管空气预热器吸热温度升至200℃左右，通过一根热风管道分别送入四个加热炉内。
本余热回收系统的控制系统用于控制引风机、鼓风机、气动风门、气动蝶阀等各项设备，测试设备的热工参数，监视设备的运行工况。当系统发生故障时，发出声光报警，并输出相应的控制讯号，使新、老系统可相互切换，保护加热炉安全可靠运行。下图为控制原理图。
15