柴油加氫精制說明書

1、23100萬噸/年催化柴油加氫精制（末期）說明書目錄1. 總論 11.1. 加氫的目的、意義 11.1.1. 原油重質化、劣質化 11.1.2. 環(huán)保要求越來越高 11.1.3. 特殊產(chǎn)品 11.2. 加氫精制的原理 11.3. 加氫精制催化劑 21.4. 加氫精制的工藝條件及影響因素 21.4.1. 加氫精制壓力 21.4.2. 加氫精制溫度 31.4.3. 空速的影響 31.4.4. 氫油比的影響 41.5. 加氫精制的優(yōu)缺點 42. 工藝流程說明 52.1. 技術路線選擇 52.2. 流程敘述 52.3. 本裝置流程特點 63. 原料和產(chǎn)品 74. 油品性質 95. 工藝操作條件 106

2、. 裝置物料平衡 117. 工藝計算結果匯總 138. 自控方案說明 169. 平面布置說明 1710. 生產(chǎn)控制分析項目 1811. 人員定編 1912. 裝置對外協(xié)作關系 2013. 環(huán)境保護及消防安全 2113.1. 排除“三廢”數(shù)量和處理 2113.1.1. 廢氣 2113.1.2. 廢水 2113.1.3. 廢渣 2113.2. 噪音處理 2113.3. 安全生產(chǎn)和勞動保護 211. 總論1.1. 加氫精制的目的、意義1.1.1. 原油重質化、劣質化 20世紀90年代中期，全球煉油廠加工原油的平均相對密度為0.8514，平均硫含量(質量分數(shù)，下同)為0.9。進人21世紀后，原油平均相

3、對密度升至0.8633，含硫量升至1.6。原油密度升高，硫含量增大是21世紀原油質量變化的總體趨勢。很多由這些重質、劣質原油生產(chǎn)出來的油品都需要加氫精制以提高質量【1】。1.1.2. 環(huán)保要求越來越高雖然原油質量不斷劣質化，但世界各國對車用燃料油的質量要求仍然在不斷提高。以柴油硫含量為例，美國已經(jīng)開始要求l0ppm的超低硫柴油，歐洲也開始執(zhí)行硫含量二烯烴飽和脫氧單烯烴飽和脫硫脫氮芳烴飽和。加氫精制中還存在加氫裂解副反應，可以從催化劑等途徑控制副反應的發(fā)生。1.3. 加氫精制催化劑加氫技術主要包括催化劑及其工藝技術的開發(fā)。而開發(fā)出高活性加氫催化劑是提高加氫精制技術的核心。傳統(tǒng)加氫精制催化劑一般以

4、族金屬為活性組分，人們對加氫催化劑進行了多種研究與試驗，認為加氫催化劑的活性組分基本上有3大類：Co-Mo，Ni-Mo與Ni-W三個系列。對這三個系列的研究結果表明：加氫脫硫的活性順序是Co-MoNi-MoNi-W；加氫脫N的活性順序是Ni-WNi-MoCo-Mo；芳烴、烯烴加氫飽和的活性順序是Ni-WNi-MoCo-Mo。在新型加氫催化劑的開發(fā)研究方面，人們除了繼續(xù)優(yōu)化硫化物催化體系外，還對過渡金屬碳化物和氮化物進行了大量研究。雖然過渡金屬氮化物和碳化物催化劑的HDS初始活性高于硫化物催化劑，但其穩(wěn)定性較差。20世紀90年代后期，許多研究者發(fā)現(xiàn)，WP作為一種新型的加氫精制催化劑，具有良好的加

5、氫脫氮(HDN)和加氫脫硫(HDS)性能。這是因為過渡金屬磷化物不僅具有優(yōu)良的HDS和HDN活性，而且其穩(wěn)定性很高【3】。載體在加氫精制催化劑中起擔載活性組分和獲得高分散率活性組分的作用，優(yōu)良的載體可提高貴金屬催化劑的效率和降低催化劑的成本。因此載體性質是影響加氫精制催化劑性能的重要因素之一。工業(yè)用-Al2O3因具有高比表面積和高熔點等特點，廣泛應用于加氫精制過程。目前，國內外研究者已經(jīng)開始致力于三元及至多元載體的考察，今后的工作重點是進一步研究多組分氧化物載體的復合技術，探討多組分氧化物載體負載后的構效關系，并找出復合型催化劑載體組成、微相結構的一般規(guī)律，為其應用提供理論依據(jù)。同時尋找更多的

6、單組分氧化物用于多組分復合，使其取代氧化鋁載體在工業(yè)上使用成為可能。我國開發(fā)研制的加氫催化劑很多，代表性的有FH-5，RN-1與RN-10等催化劑。據(jù)研究表明，F(xiàn)H-5催化劑的脫硫能力優(yōu)于脫氮能力，當原料含氮量明顯增加時，脫氮能力明顯下降，而脫硫能力變化不大，較適合于加工高硫的原料，如進口中東原油的各種餾分油及重油催化裂化柴油的加氫精制。RN-1與FH-5相比，在脫氮活性和芳烴加氫飽和上有一定的優(yōu)勢，而RN-10具有較強的脫硫脫氮能力，尤其脫氮能力明顯優(yōu)于FH-5及RN-1，原料中含氮明顯增大時，其活性保持不變或下降不明顯，適合加工高硫高氮原料，如國產(chǎn)原油(屬高氮原油)的各種餾分油及重油催化裂

7、化柴油的加氫精制。本次柴油精制裝置采用RN-1催化劑，屬于W-Ni型催化劑【4】。1.4. 加氫精制的工藝條件及影響因素1.4.1 加氫精制壓力反應壓力的影響是通過氫分壓來體現(xiàn)的。加氫裝置系統(tǒng)中的氫分壓決定于操作壓力、氫油比、循環(huán)氫純度以及原料的汽化率。柴油餾分（180360）加氫精制的反應壓力一般在4.08.0MPa（氫分壓3.07.0MPa）。柴油餾分在加氫精制條件下可能是汽相，也可能是汽液混相。在處于汽相時，提高壓力使反應時間延長，從而提高了反應深度，特別是脫氮率顯著提高，這是因為脫氮反應速度較低，而加氫脫硫在較低的壓力時已有足夠的反應時間。如果其它條件不變，將反應壓力提高到某個值時，反

8、應系統(tǒng)會出現(xiàn)液相，有液相存在時，氫通過液膜向催化劑表面擴散的速度往往是影響反應速度的控制因素，提高反應壓力會使催化劑表面上的液層加厚，從而降低了反應速度。如果壓力不變，通過提高氫油比來提高氫分壓，則精制深度會出現(xiàn)一個最大值。出現(xiàn)這種現(xiàn)象的原因是：在原料完全汽化以前，提高氫分壓有利于原料汽化，而使催化劑表面上的液膜減小，也有利于氫向催化劑表面的擴散，因此在原料油完全汽化以前，提高氫分壓（總壓不變）有利于提高反應速度。在完全汽化后提高氫分壓會使原料分壓降低，從而降低了反應速度。因此，為了使柴油加氫精制達到最佳效果，應選擇有利于剛剛完全汽化時的氫分壓。1.4.2 加氫精制溫度對于不同的原料、不同的催

9、化劑，反應的活化能不同，因此提高反應溫度對反應速度提高的幅度也不同?；罨茉礁撸釡厥狗磻俣忍岣叩靡苍娇?。但是，由于加氫精制反應是放熱反應，從化學平衡上講，提高反應溫度會減少正反應的平衡轉化率，對正反應不利。在加氫精制通常的使用溫度下，脫硫反應不受熱力學控制，因此，對于餾分油的加氫脫硫，提溫提高了總的脫硫速度；對于脫氮和芳烴飽和反應，在一定反應條件下，究竟是受熱力學控制還是受動力學控制需要做具體分析。工業(yè)上，加氫裝置的反應溫度與裝置的能耗以及氫氣的耗量有直接關系，最佳的反應溫度應是使產(chǎn)品性質達到要求的最低的溫度。因此，在實際應用中，應根據(jù)原料性質和產(chǎn)品要求來選擇適宜的反應溫度。1.4.3 空

10、速的影響空速是指單位時間里通過單位催化劑的原料的量，它反應了裝置的處理能力?？账俅笠馕吨鴨挝粫r間里通過催化劑的原料多，原料在催化劑上的停留時間短，反應深度淺；相反，空速小意味著反應時間長，因此無論從反應速度還是化學平衡上講，降低空速對于提高反應的轉化率是有利的。但是較低的空速意味著在相同處理量的情況下需要的催化劑數(shù)量較多，反應器體積較大，裝置建設投資（包括反應器和催化劑的費用）大，這在工業(yè)上是不希望的。因此，工業(yè)上加氫過程空速的選擇要根據(jù)裝置的投資、催化劑的活性、原料性質、產(chǎn)品要求等各方面綜合考慮。1.4.4 氫油比的影響加氫過程是放熱反應，大量的循環(huán)氫可以提高反應系統(tǒng)的熱容量，從而減少反應溫

11、度變化的幅度；高氫分壓可以使油分壓降低，降低了油汽化溫度，從而降低了反應溫度。因此，加氫過程中需要將大量氫氣循環(huán)使用，其所用的氫油比往往大大超過化學反應所需的數(shù)值。提高氫油比意味著氫分壓的提高，這需要增大循環(huán)壓縮機的流量，動力消耗增大，從而操作費用增大。因此適宜氫油比的選擇也是一個經(jīng)濟上的優(yōu)化問題。1.5. 加氫精制的優(yōu)缺點加氫精制能有效地使原料油中的硫、氮、氧等非烴化合物氫解，使烯烴、芳烴選擇加氫飽和并能脫除金屬和瀝青質等雜質，具有處理原料范圍廣，液體收率高，產(chǎn)品質量好等優(yōu)點【5】。通過加氫精制改善油品質量在煉油廠中得到了很好的應用，但加氫精制裝置設備昂貴，操作費用大而且氫耗很高，中小煉油廠

12、難以承擔。因此，一些非加氫精制技術如溶劑精制、吸附精制等也得到了廣泛的應用。2. 工藝流程說明2.1. 技術路線選擇根據(jù)原料性質，選擇柴油加氫精制的主要工藝條件有：反應器壓力4.0MPa，反應器入口溫度320攝氏度（末期），體積空速2.5，氫油比300。脫硫率在90%左右，產(chǎn)品收率達99.5%以上。反應過程中有少量焦炭沉積，降低了催化劑活性，可以通過控制燃燒法再生，使催化劑壽命可達56年?？紤]到本裝置的原料是催化裂化柴油，所以壓力為4.0MPa，若原料為焦化柴油，則壓力應提高到6.08.0MPa。2.2. 流程敘述原料油經(jīng)換熱器和加熱爐加熱至338.5，然后與混合氫混合進入固定床反應器，在氫壓

13、下發(fā)生加氫脫硫、脫氮、脫氧、烯烴飽和、多環(huán)芳烴環(huán)烷化、脫金屬 、烴裂解等各種反應，總反應為放熱反應。根據(jù)原料情況和加氫深度，催化劑采用單層裝填，反應器中間不注冷氫。反應生成物經(jīng)一系列換熱冷卻后，進高壓分離器閃蒸分出循環(huán)氫循環(huán)使用；高分液體則經(jīng)低壓分離罐進一步分離輕烴并溶解除去H2S后送往汽提塔汽提。催化裂化柴油（T=40，P=0.3MPa，G=125000Kg/hr）自罐區(qū)來 ，先進入原料油緩沖罐V101，經(jīng)原料油泵P101后，壓力P升至4.4MPa。然后進入換熱器E103進行預熱，與經(jīng)換熱器E102換熱降溫后的反應物進行換熱，溫度T升至237.1，壓力P降至4.3Mpa，然后進入加熱爐F10

14、1進行加熱。在加熱爐里，原料油先經(jīng)對流室，溫度T升至261.8，然后進入輻射室，進一步升溫至338.5，壓力P降至4.1 MPa。原料油出加熱爐后與300的混合氫混合并進入反應器R101。新氫（重整氫）（T=40,P=1.5MPa,G=3375Kg/hr）至罐區(qū)來，先進入緩沖罐V102，然后經(jīng)新氫一級壓縮和一個水冷器E105和二級壓縮之后，T=97.62,P=4.5MPa，再與T=58.15,P=4.5MPa,G=8596.74Kg/hr的循環(huán)氫混合形成混合氫（T=70.6,P=4.5MPa,G=11971.74Kg/hr）。混合氫經(jīng)換熱器E101和反應產(chǎn)物換熱后，T=300，P=4.1 MP

15、a，然后與T=338.5的原料油混合作為反應物，其G=136971.74Kg/hr，一同進入反應器R101進行反應。反應器的入口T=320，P=4.0 MPa，出口處T=358，P=3.9 MPa。反應器R101的產(chǎn)物經(jīng)E101與混合氫換熱后，T=330，P=3.8 MPa，然后進入 E102與經(jīng)E202換熱后的反應產(chǎn)物（低分罐出料）換熱，換熱后T=270，P=3.7 MPa，之后經(jīng)E103與原料油換熱，T=120，P=3.6 MPa。在此處注入工業(yè)軟水，G=3750Kg/hr，T=40。軟水和反應產(chǎn)物一起進入水冷器E104冷凝后T=40，P=3.5 MPa。接著，物料進入高壓分離罐V105，

16、排除含硫、含氮污水和含氫氣體，污水從V105的底部排除，含氫氣體從頂部離開，其中G=2225Kg/hr的氣體作為高分排放，用以平衡系統(tǒng)總壓，另一部分G=8596.74Kg/hr作為循環(huán)氫使用。循環(huán)氫自高分罐出來后先進入循環(huán)氫脫油罐V106脫除油分，出V106后，T=40，P=3.5 MPa，經(jīng)循環(huán)氫壓縮機C102后，其T=58.15，P=4.5 MPa，再與新氫（T=97.62,P=4.5 MPa）混合。經(jīng)高分罐分離后的反應產(chǎn)物T=40，P=3.5 MPa，G=126150Kg/hr，進入低壓分離罐V107，再排放掉殘余的含硫氣體,其G=387.5Kg/hr。分離后的反應產(chǎn)物T=40，P=0.

17、7 MPa，G=125692.5Kg/hr，這些物料經(jīng)換熱器E202與汽提塔塔釜產(chǎn)物精制柴油進行換熱，換熱后T=115，P=0.7MPa，G=125692.5Kg/hr，再進入E102與經(jīng)E101的換熱后的反應產(chǎn)物進行換熱，使其T=200，P=0.36 MPa，然后物料進入汽提塔，其氣化率為5%。物料從第14塊塔板處進入汽提塔，過熱蒸汽從第一塊塔板下方進入塔內，其T=300，P=0.4 MPa，G=3750Kg/hr。在汽提塔內，蒸汽向上帶走物料中的粗汽油、溶解氣等成分，將柴油提純。塔頂出料T=147，P=0.35 MPa，經(jīng)水冷器E201冷凝后，T=40。之后物料進入回流罐，在回流罐中，溶解

18、氣自上方排出，其G=2605Kg/hr，水和粗汽油從下方排出，水的排出量G=3750Kg/hr，粗汽油的一部分抽出作為回流，G=8799.8Kg/hr，另一部分作為塔頂產(chǎn)品，G=1900Kg/hr。緩蝕劑自緩蝕劑罐來，經(jīng)泵P104打入汽提塔頂，以防止H2S腐蝕管線。塔釜出料T=194，P=0.37 MPa，進入E202與低分罐出料進行換熱，換熱后，T=120，P=0.27 MPa，然后進入冷卻器E203冷卻至T=50，進入柴油脫水罐V110，脫除產(chǎn)品中少量水分后，得到目標產(chǎn)品精制柴油，其質量流量G=121187.5Kg/hr。2.3. 本裝置流程特點1) 本裝置采用催化裂化柴油為原料，氫氣來源

19、為重整氫。2) 原料油和氫氣的混合采用爐后混氫形式，降低了對加熱爐材質的要求。3) 裝置采用冷高分流程，高分后的液體進入冷低分罐進行進一步分離。4) 原料油緩沖罐用重整氫或氮氣進行保護，防止生膠。5) 裝置采用RN-1型催化劑，這種催化劑在脫氮活性和芳烴加氫飽和上有一定的優(yōu)勢，適用于催化裂化柴油，并且工藝條件緩和。6) 不設循環(huán)氫脫硫，利用高壓分離器排放掉一部分H2S保證循環(huán)氫純度。7) 在換熱器E104前注軟化水，以防止管道堵塞。8) 汽提塔采用水蒸氣汽提，汽提塔頂加緩蝕劑以防H2S腐蝕。3. 原料和產(chǎn)品本裝置處理的原料油為重油催化裂化柴油，含有烯烴和芳烴，其中硫、氮、氧等雜質的含量較高，產(chǎn)

20、品質量差、安定性差、不易保存，易生成膠質和沉渣。如果直接使用對機器的損害很大。本裝置采用單塔氣提精制柴油，所以只能保證主要產(chǎn)品精制柴油的純度，而另一產(chǎn)品粗汽油的純度不能得到保證。表3.1 原料油，中間產(chǎn)物，產(chǎn)品的性質數(shù)據(jù)項目原料油生成油精制柴油粗汽油密度 d4200.86420.85780.85950.7350凝點 -5-6閃點 7285含硫 ppm1800180含氮 ppm26158硫醇硫 ppm151堿性氮 ppm17912溴價 gBr2/100g20.54.1十六烷值41.543.1酸度mgKOH/100ml5.80.14實際膠質 mg/100ml65.620銅片實驗（100，3hr）合

21、格色度（ASTM D1500）3.51.0平均分子量197.34194.43196.0199.37IB氏蒸餾10%2192162187430%2452432438750%26726826810570%29129029013690%321320320162EBP339338338180表3.2 柴油加氫精制中氣體的組成（mol%）新氫循環(huán)氫反應前反應后低分罐低分罐回流罐回流罐組分重整氫高分排放混合氫生成氣溶解氣排放氣排放氣溶解氣氫87.6880.8683.0877.602.0043.102.030.42甲烷4.8110.458.6610.395.4520.715.583

22、.43乙烷3.415.074.545.8322.8518.8522.7321.58丙烷2.312.042.132.9826.989.327.0628.21丁烷1.610.831.081.8128.404.8328.4630.77戊烷0.000.150.100.479.20.969.2910.09硫化氫0.000.600.410.815.392.554.855.50氨0.000.000.000.110.000.000.000.00平均分子量5.506.506.187.9544.4918.1144.4646.424. 油品性質表4.1 油品性質計算結果項目原料油加氫生成油精制柴油粗汽油0.8642

23、0.85780.85950.73500.86840.86200.86370.7399比重指數(shù)（API）31.4532.6532.3359.74特性因數(shù) K11.3711.4311.4211.89十六烷值41.3242.94平均分子量197.34194.93196.0199.37平均沸點268.6266.8267.8112.8270.6268.9269.8115.5257.8255.7257.0101.8266.4264.5265.5110.1262.1260.1261.3105.9臨界溫度 455.1451.9453.1289.5臨界壓力 atm19.7219.5119.5229.07焦點溫度

24、 487.8485487358焦點壓力 atm26.527.026.753.8在1atm平衡閃蒸0%231.8175.8240.383.95%23820010%244.8241.5245.190.420%25325130%262.5259.9262.099.150%275.4272.1276.9109.470%292.0290.1292.0131.690%304.3302.5304.3142.0100%309.1307.2309.1146.85. 工藝操作條件本裝置年處理量為100萬噸，反應階段為末期，反應器溫度為320，回流比為4.63，每年開工時數(shù)為8000小時，其它的主要操作條件見下表：

25、表5.1 柴油加氫精制主要操作條件項目數(shù)值反應部分催化劑RN-1（NiO-WO3/Al2O3）反應器溫度320（末）反應器壓力 MPa4.0氫油比 V/V300體積空速 hr-12.5高分罐壓力 MPa3.5低分罐壓力 MPa0.7注水量 W%3.0汽提部分汽提塔頂壓力 MPa0.35回流罐壓力 MPa0.30塔頂回流比 R4.63汽提蒸汽量 W%3.06. 裝置物料平衡該部分的計算包括裝置總物料平衡計算、各類加氫反應的耗氫量及反應放熱量的計算、加氫精制裝置純氫消耗量的計算和加氫裝置內硫化氫的平衡計算，共5項內容。計算結果分別列表如下：表6.1 裝置總物料平衡表（年開工時數(shù)以8000小時/年）

26、物料項目物料量重量%公斤/小時噸/天入方原料油1250003000100重整氫3375812.70總計1283753081102.70出方精制柴油121187.52908.596.95粗汽油190045.61.52高分排放氣222553.41.78低分排放氣387.59.30.31回流罐排放氣260562.522.084溶于水中的硫化氫27.50.660.022溶于水中的氨氣300.720.024設備漏損12.50.30.01總計1283753081102.70注: 粗汽油包括0.03 的溶解氣在內表6.2 各類加氫反應的耗氫量匯總表項目化學耗氫量重量分數(shù)Nm3/T原料油Kg/hr%1加氫脫硫

27、2.3426.1525.432 加氫脫氮1.2614.0782.933 加氫脫氧0.09661.0780.224 烯烴飽和22.96256.2553.185 芳烴飽和6.2970.25414.586 加氫裂解10.22114.01723.66總計43.17481.829100表6.3 反應放熱計算匯總表項目反應放熱量重量分數(shù)Kcal/T原料油Kcal/hr%1加氫脫硫1405.921757403.592 加氫脫氮756.84946051.933 加氫脫氧57.957243.50.154 烯烴飽和28929.6361620073.905 芳烴飽和3399.194248998.686 加氫裂解45

28、97.16574644.3811.75總計39146.664.893106100表6.4 加氫精制裝置純氫消耗量匯總表項目kg/hrT/d重量%入方新氫1076.07325.83100出方1 化學耗氫481.82911.5644.782 排放耗氫553.5813.2951.443 溶解耗氫20.8230.49981.944 機械漏損19.8410.4761.84總計1076.07325.83100表6.5 氫裝置內硫化氫平衡表項目kg/hrT/d重量%產(chǎn)生加氫脫硫反應215.165.16100排放1 高分排放69.831.6832.462 低分排放18.550.458.623回流罐排放96.6

29、22.3244.914水中溶解27.500.6612.785漏損2.660.051.23總計215.165.161007. 工藝計算結果匯總加氫反應器為軸向熱壁式固定床反應器，采用RN-1催化劑。其計算結果列表如下：表7.1 加氫反應器計算結果匯總表（末期）項目計算結果溫度反應器入口320反應器出口358壓力MPa反應器入口4.0反應器出口3.9氫分壓MPa反應器入口3.070反應器出口2.619氣相負荷 kg/hr48096.74液相負荷 kg/hr88875催化劑裝入量 m357.86反應器內徑D mm3600床層高度H mm6010切線高度L mm8610H/D1.7L/D2.5空床截面

30、氣體線速u (m/sec)0.0802單位長度床層壓降p/H (kg/cm2/m)0.1085催化劑床層壓降p (kg/cm2)0.6519內部構件壓降p (kg/cm2)0.2反應器總壓降p (kg/cm2)0.8519反應器材質 壁厚（mm）2Cr-1Mo =60內層堆焊層材質 壁厚（mm）E-347 =5本裝置汽提塔采用變截面塔，因為上下部分氣液相負荷差距較大，上部塔徑為2m，下部塔徑為2.2m。具體計算結果如下表：表7.2 氣提塔計算結果匯總（F1型浮閥塔盤，共24層塔盤，進料在14層）項目上部分餾段（24）下部氣提段（14）溫度 152.3200壓力 MPa0.360.38氣相負荷

31、m3/ sec1.2850.9492液相負荷 m3/hr27.43175.60板間距 HT mm600600塔內徑D mm20002200浮閥開孔率 %10.085.0降液管面積占塔盤面積 %10.011.8降液管底緣hb mm4060出口堰高度hw mm5050降液管堰長l mm14561368空塔氣速w m/sec0.4090.2497閥孔氣速wh m/sec4.0584.994臨界閥孔氣速(Wh)c m/sec4.1355.148動能因數(shù)F09.4829.554wh/whc0.9810.97降液管內停留時間 sec24.845.61溢流強度E m3/(hr.m)18.864.18降液管流

32、速u m/sec0.100.36塔盤壓降p mmHg/塊77塔體材質 壁厚mmA3R(16Mn-R) =14mm塔盤材質0Cr18Ni9Ti塔體總高度 mm18800加熱爐為對流-輻射型盤管式圓筒爐，采用爐后混氫形式。在對流室除加熱原料油之外附帶加熱過熱蒸汽。計算結果如下表：表7.3 加熱爐熱負荷計算加熱介質流量 kg/hr入口溫度 出口溫度 熱負荷 萬千卡/小時原料油對流段125000237.1261.75200輻射段125000261.75338.47666過熱蒸汽對流段375018030022冷換設備包括4個換熱器，4個水冷器，熱回收率達67.36%。計算結果匯總如下：表7.4 換熱器計

33、算結果匯總表換熱器編號E-101E-102E-103E-202操作介質管程反應產(chǎn)物氣提塔進料原料油精制柴油殼程混合氫反應產(chǎn)物反應產(chǎn)物低分罐出料壓力MPa管程3.93.44.50.37殼程4.53.83.73.5入口溫度管程35811540194殼程70.633027040出口溫度管程330200237.1120殼程300270120115流量kg/hr管程136971.74125692.5125000121187.5殼程11971.74136971.74136971.74125692.5換熱負荷Q105kcal/hr37.53364.24134.6548.284對數(shù)平均溫差tm134.4514

34、2.1353.0179.5總傳熱系數(shù)K kcal/m2.hr320320340250傳熱面積m2計算87.2141747242.9采用90.2142.3770.3250換熱器型號YA500-90.2-40/40-2YA700-142.3-40/40-4YA1100-770.3-40/40-4YA800-250-40/40-6換熱器臺數(shù) 1111表7.5 冷卻器計算結果匯總換熱器編號E-104E-105E-201E-203操作介質管程反應產(chǎn)物新氫塔頂產(chǎn)物精制柴油殼程冷卻水冷卻水冷卻水冷卻水壓力MPa管程入口3.61.50.350.27管程出口3.54.50.30.3殼程0.10130.10130

35、.10130.1013入口溫度管程12086.15147120殼程30303030出口溫度管程40504050殼程906011090流量kg/hr管程136971.74337517054.8121187.5殼程換熱負荷Q10-5kcal/hr57.841.666536.02542.450對數(shù)平均溫差tm18.2022.9420.63724.66總傳熱系數(shù)K kcal/m2.hr600200500280傳熱面積m2計算529.736.32349.0614.8采用53638.1355630.1換熱器型號YA900-536.0-40/16-1YA450-38.1-40/40-2YA900-355-2

36、5/16-1YA1000-630.1-40/16-4換熱器臺數(shù) 11118. 自控方案說明自動控制包括壓力、液位、溫度及流量四個方面。方案列表如下：表8.1 壓力控制序號編號控制對象名稱調節(jié)閥形式備注1PIC-101原料油緩沖罐壓力氣開分程控制2PRC-102新氫壓縮機出口壓力氣開3PRCAL-103燃料氣罐壓力氣開串級4PIC-104加熱爐爐膛內壓力氣關調節(jié)煙囪擋板開度5PdI-105反應器床層壓降6PRCAHL-106高分罐壓力氣開角閥7PRCAH-107低分罐壓力氣開8PRC-201回流罐壓力氣開分程控制9PIC-202過熱蒸汽壓力氣關表8.2 液面控制序號控制儀表編號控制對象名稱調節(jié)閥

37、形式備注1LRCAL-101原料油緩沖罐液位氣開2LIC-102軟化水罐液位氣開3LRCAHL-103高分罐液位氣開角閥4LRCAHL-104高分罐水界面氣開角閥5LRCAH-105低分罐液面氣開與FRC-202（副）串級6LIC-106低分罐排水氣開7LRC-201回流罐液面氣關8LICAHL-202回流罐水界面氣開9LRCAHL-203氣提塔底液面氣開10LIC-204柴油脫水罐氣開表8.3 溫度控制序號編號控制對象名稱調節(jié)閥形式備注1TRC-101加熱爐入口溫度三通合流閥冷：氣開；熱：氣關2TRCHL-102加熱爐出口溫度氣開與FRC-102（副）串級3TRC-103反應器床層溫度氣關4

38、TRC-201氣提塔進料溫度三通合流閥5TRC-202氣提塔塔頂溫度氣關與FRC-201（副）串級表8.4 流量控制序號編號控制對象名稱調節(jié)閥形式備注1FRCAL-101原料油流量氣開2FRC-102燃料氣流量氣開與TRC-102（主）串級3FRC-103循環(huán)氫流量氣關4FRC-201氣提塔頂回流量氣關與TRC-202（主）串級5FRC-202氣提塔進料流量氣開與LRCAH-105（主）串級6FIC-203氣提蒸汽流量氣開9. 平面布置說明裝置的平面布置應遵循煉油化工廠企業(yè)防火規(guī)定和建筑設計防火規(guī)范，并按照中國石化總公司頒布的“工廠設計若干規(guī)定”對裝置布置提出的“流程通暢，布局緊湊，縮短物流距

39、離，盡量減少占地面積”的要求，達到安全、經(jīng)濟、使用的目的【9】。根據(jù)煉油廠總的布置說明原則：設備要相對集中，并與流程布置相結合的原則。其具體原則如下：（1）符合煉油化工企業(yè)設計防火規(guī)定，此裝置屬于甲類火災危險裝置，安排時要首先考慮消防問題，消防道路要符合防火要求。（2）設備與設備之間、與墻體之間要留有足夠的空間，以便于人工操作管理，巡回檢查。（3）設備與管線的布置要力求緊湊、整齊、美觀。同類設備集中，布局合理，管線盡量走直線，少走彎路。（4）要給車間留下一定的發(fā)展余地，110萬噸/年的加工量的工廠約占地11000m3。（5）滿足工藝流程順序，盡量保證水平和垂直方向的連續(xù)性。（6）為樓上設備留下

40、吊裝口。（7）考慮建筑和環(huán)保上的要求。（8）考慮輔助設施和生活設施的布置。（9）考慮衛(wèi)生、防腐、安全和其他問題。（10）在滿足上述條件下，要盡量少占用土地。10. 生產(chǎn)控制分析項目樣品表10.1 正常生產(chǎn)控制分析 分析時間間隔hr項目原料油精制柴油加氫生成油全回流油重整氫循環(huán)氫混合氫低分排氣回流罐排氣高分罐排水回流罐排水密度2482424餾程2482424硫含量48824總氮含量482424堿氮含量4824溴價48824凝固點4824閃點24色度4824膠質4824腐蝕8酸度488粘度4824氣體組成248242424H2S不定不定NH3不定不定11. 人員定編本裝置操作人員共分四班，每班次設立正副各班長一人，相應的配備各操作崗位人員。表11.1 裝置定員編制表序號崗位名稱操作班數(shù)操作定員備注人/班總計1班長428正副班長各一名2反應操作員4143分餾操作員4144壓縮機操作員4145司泵4146司爐4147工藝工程師18設備工程師19管理人員3主任，核算