1.1 装置基本原理介绍加氢精制是在一定的温度、压力、氢油比和空速条件下，借助催化剂的作用，将油品(直馏航煤)中的硫、氮、氧化合物转化成易除去的H2S、NH3、H2O 而脱除，并将油品中的杂质如重金属截留在催化剂中。
同时烯烃、芳烃得到饱和，从而得到安定性、燃烧性都较好的产品。
, u- Z0 j/ D" s2 w4 J. f/ g1.1.1 脱硫硫化物的存在影响了油品的性质，给油品的加工和使用带来了许多危害：对机械设备的腐蚀，给炼油过程增加困难，降低油品的质量，燃料燃烧造成环境污染等。
其中，有代表的含硫化合物主要有硫醇、硫醚、二硫化物和噻吩等。
9 {5 S; D' A1 i1 i; XRSH+H古RH+ H2S' }8 K37 NO D7 I1.1.2 脱氮含氮化合物对产品质量的稳定性有较大危害，并且在燃烧时会排放出NOX 污染环境。
石油产品中的含氮化合物主要是杂环化合物，非杂环化合物较少。
2 R" T! {O K2 a/ ]$ P: d! SR NH2 + H2 RH + NH3% V A- _. a- x' O1.1.3 脱氧RCH2OOH + 2 H2 RH3 + 2H2O' C3、3 I7 ', i. A* }1.1.4 烯烃、芳烃的饱和; n7 \O y a) \$ U& u6 C1 R7 m9 M- z" nR/ CH=CH R R/ CH2¬&nOECH2R，x8 r0 W4 ~! B7 d- _! M3 p7 L: U8 H. O7 M4 u1.2 工艺流程说明1.2.1 反应部分直馏航煤自原料罐区及常压装置来经原料油过滤器( 1001 —SR- 101A/B)原料油脱水器(1001 —D—104)进入原料缓冲罐(1001 —D—101 )。
经加氢进料泵(1001 —P—101A/B ) 升压至约 2.7Mpa 与氢气混合,然后经反应流出物/反应进料换热器( 1001—E—101A/B/C/D) 壳程，换热后进入加热炉( 1 001 —F—1 01 )加热至反应所需的温度进入反应器( 1001—R—1 01 ) 。
混氢原料在催化剂的作用下进行加氢反应,反应产物与反应进料换热后经空冷器(1001—A —101)冷却到50C，进入低压分离器(1001 —D—102)分离出大部分的生成油进入分馏部分，低分顶部出来的循环氢与装置外来新氢混合经循环氢分液罐( 1001 —D—103)脱液经循环氢压缩机 ( 1001 —K—101A/B )增压后与原料混合进入反应系统。
6 m o6 U0 p) m$ c+ A# d1.2.2 分馏部分W8 I. i g" Y- A( v3 C' I自反应系统来的生成油经精制航煤/低分油换热器 (1002—E—201A/B/C/D )壳程与精制航煤换热进入分馏塔(1002 —C—201 )第25层塔盘。
塔顶油气经空冷器(1002 —A—201)与分馏塔顶后冷器(1002 —E—202)冷凝后入分馏塔顶回流罐(1002 — D —201)分出气/液两相。
气相与柴油加氢精制装置塔顶气体合并后,送去轻烃回收装置；液相分出污水后经分馏塔顶回流泵(1002 —P —201A/B)提高压力后一部分作为塔顶回流，控制塔顶温度。
一部分与柴油加氢精制装置石脑油合并送出装置作重整进料。
塔底油一路经分馏塔底重沸器(1002 —E—204)壳程，与柴油加氢装置来的精制柴油换热后返回塔底，另一路经精制航煤泵 ( 1002 —P—202A/B ) 升压后经精制航煤/低分油换热器与低分油换热，经空冷( 1002 —A—202)和后冷器(1002—E—203)冷却至40 C后配入一定比例的抗氧剂经精制航煤过滤器( 1002 —SR- 201A/B ) 和精制航煤脱水器(1002 — D —204)作为产品送出装置去罐区。
也可混入精柴出装置。
航煤出装置前需要在线加入抗氧化剂。
装置内设抗氧剂配制罐( 1002-D-202)、抗氧剂中间罐(1002-D-203)和抗氧剂计量泵(1002-P-203A/B )。
有关抗氧化剂的配制设备需放置在避风避雨场所。
抗氧化剂母液配制浓度10g/L,抗氧剂配制罐(1002-D-202)每罐加抗氧剂25Kg。
& \! [8 @9 T# Q6 ~! {) o' u1.2.3 催化剂活化流程+ m% X' W6 G: C- r- t& l为了提高催化剂活性，新鲜的或再生后的催化剂在使用前都必须进行活化。
设计采用液相活化方法，以直馏煤油为活化油。
催化剂进行活化时，系统内氢气经循环氢压缩机按正常操作路线进行循环，活化油经原料泵升压进入反应系统，按催化剂活化升温曲线的要求，控制反应升温速度至催化剂活化结束。
催化剂活化结束后，活化油通过不合格油线退出装置。
1.2.4 公用工程部分工艺流程(1)净化风和非净化风系统$ ]/ A( o' [7 z0 a" |0 . 7 MPa的净化压缩空气自净化风供风系统来，进入净化压缩空气罐(903 —D- 307)稳压后至气动阀及各仪表用点。
非净化风自装置外来进入装置后引至各软管站。
(2)新鲜水系统* C/ E! k3 ]1 i7 C. x新鲜水自新鲜水管网来进入装置各用水点。
(3)循环水系统’K- Y% s R* l& L3 A循环冷水自循环水供水系统来，并联进入装置各冷却水用点，换热后的循环热水再汇成一路出装置。
(4)I.OMPa蒸汽系统I.OMPa蒸汽系统自管网来至各用汽点、吹扫点、加热器。
：J' _5 t- O+ k1 A2 T(5)燃料气系统 6 b6 k. B' }* X {% 1( A: a8 f燃料气自装置外系统来部分至加热炉作燃料气，另一部分至( 1001 —D—101)作保护气。
(6)氮气系统 1 Y% 1+ C) g) w低压氮气(0.85MPa)由系统进入装置各用氮点。
高压氮气(2.5MPa)进入装置各用氮点。
1 M2 ~6 GO [5 @2 m0 @3 o6 K( g- B9 K# I. a% ?. ?4 v6 T1.3物料平衡原料产品性质1.3.1 物料平衡见表1.3-1表 1.3-1* e. L# B! H7 j+ k$ W t物料平衡w% 初期末期入方：原料油100.000 100.000H2 (化学耗氢) 0.067 0.0652 B$ i. U6 c s5 F1 P小计100.067 100.065出方： 4 \# p7 X G& JH2S 0.046 0.044航煤馏分100.021 100.021小计100.067 100.065( Y' y) G" y:门；B1.3.2 原料、产品性质及主要技术规格 5 f) c6 N8 O+ \) B, n6 y3 a1 L(1)原料)t2 A. ]5 i. b5 H* s" _①原料油该装置原料油为直馏航煤，其边界条件如下：+ w# '( j8 M* c' M$ R进装置温度：常压蒸馏装置直供原料时为50 C罐区供原料时为40 C进装置压力：0.6 MPa(G)性质见表1.3-2表 1.3-20 G: G5 J+ \2 i2 J$ _项目直馏航煤密度kg/m3 775 〜8303 C8 c3 W- F! 1+ A4 @1 y! ~- 15 R" o硫，g/g 1450; o: J. F2 11 Z( o1 \硫醇性硫，g/g 105$ s# _4 e. | q" j; t; H冰点，C 匕50倾点，C -60烟点，mm 31馏程(ASTM D86), C 8 [# A* Q# P+ E v3 w( U2% /5% 133166# D1 t# U8 r) f9 A4 {10%/30% 177/191)乙t' d7 m$ z50%/70% 202/21490%/95% 232/241$ F6 o3 J0 }! z5 V, t98% 252②新氢该装置所用新氢由重整装置提供，其边界条件如下：进装置温度：40 C进装置压力： 2.0MPa(G), D3 H; }+ X7 Q v6 p组成见表1.3-3组成见表1.3-3组成H2 C1 C2 C3 iC4 nC4 iC5 C6+V% 91.35 2.67 2.71 2.18 0.47 0.35 0.11 0.16; N a$ A% n, \5 {# ~8 F9 V(2)产品规格! R$ U# I0 L/ 15 G& | B# p①石脑油 1 0% V2 x! '& ~4 \4 F/ {' y该装置产生的少量石脑油与柴油加氢精制装置产生的石脑油汇合后送至重整装置。
②航煤)T, _% T! {9 s5 W& F, _该装置主要产品为优质3号喷气燃料，其质量满足GB6537-94要求，预期产品性质见，?! D' 05 P" b/ n3 E0 a表 1.3-4表 1.3-43 t8 L0 S( r, Y7 p3 C控制项目单位控制指标颜色(赛氏比色) 号透明无溶解水及悬浮物，R; X. Z" R5 o* Z& i: 0* L8 g总酸值mgKOH/g w 0.0152 D; '% @% F: U芳烃含量%(V/V)w 20烯烃含量%(V/V)w 5.0. r) B! t Z! {+ '总硫含量%(m/m)w 0.20硫醇性硫%(m/m)通过.c- k8 ?- e0 A或博士试验通过/ B' q & |; G y8 g4 M+ U10%回收温度C W0550%回收温度C W32终馏点 C <300残留量%(V/V)< 1.5' x0 h. W u+ p; L' {水反应界面情况级<1 b! _& X* L( |" t( [% H3 @电导率(20 C)pS/m50 〜450实际胶质mg/100ml< 7* J# y2 T: }6 v闪点C為8' f% E$ y# X6 i, u密度(20 C)kg/m3775〜830冰点C<47粘度，20 C mm2/s昌.25粘度，-20 C mm2/s<8# D! h) W$ K# S0 {9 O; j: g 净热值MJ/kg> 42.8烟点mm >25或烟点最小为20mm时，萘烃含量%(V/V) > 3.0铜片腐蚀银片腐蚀热安定性(100 C, 2h)(50 C, 4h)(260C, 2.5h)，压力降<1 ; p7 x" B0 g( t<1KPa < 3.3+ Y7 H# I) @# I管壁评级<3,且无孔雀蓝色或异常沉淀物.c; G' A0 N1 w) 1+ H/ _9 nMg/l 报告序0 T; \" S+ X- F% d4 N5 x b$ O号项年消耗量能耗指标能耗+ {) g; A+ e0 h7 ?)':V7 r1 ?单位数量单位系数MJ/1循环水万吨45.70千焦/吨 6.38191.473电万度233.5千焦/度11.84 2765.77! |"}4 '(E K8 u4燃料气万吨78.96千焦/吨39.4643115.845氮气万标米3 2.6千焦/标米3 6.2816.356净化风万标米375.60 千焦/标米3 1.59120.2d* [,U) s5 R7蒸汽(1.0MPa) 万吨0.17千焦/吨3182534.58 8凝结水万吨-0.17千焦/吨320.3-53.18能耗合计422.29. }9 A$ [3 k- y9 N4 Z! A单位能耗10.09X104kcal/t' s# }( p8h"，g/ D+ ]. y* }5 {9 K$ j2 T' a* j" R5 D# C {3 y4 a) \,固体颗粒污染物含量3 k' f7 z H, Q'K C3 | H3 \, d8 i1.4 能耗指标$ v; @" H: @) _, A7 d* i7 V 能耗指标及计算表/ d/ d# |) V: L) V6 T4 H, |.H% w7 Q9 h) U/ F1.5装置设计的主要操作条件1.5.1 反应温度加氢反应的温度是根据催化剂和油品的性质决定的，提高反应温度会加快加氢精制的反应速度，生成油的含硫及含氮量会降低，只要能达到所要求的加氢深度，反应温度就不要再提因为反应温度过高裂解反应加快，精制油的溴价反而上升，气体产率增加，温度过高对催化剂寿命及设备都有不利的影响，所以必须根据原料油的性质和产品的要求等条件来确定适宜的反应温度。