兰炼大加氢操作规程.doc

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1、目 录第一章 装置概况第二章 工艺技术和生产流程第一节 工艺原理第二节 流程简述第三节 装置主要工艺技术和流程特点第三章 工艺技术指标第一节 原料质量指标第二节 产品质量指标第三节 动力供应指标第四节 主要操作条件第五节 装置物料平衡与能耗第四章 开停工及事故处理第一节 开工程序一、低压系统N2气密二、常减压加热炉烘炉三、反应系统中压N2气密四、反应系统烘干及反应进料加热炉烘炉五、催化剂装填六、反应系统高压气密及催化剂干燥七、紧急泄压试验八、N2置换九、引油循环十、催化剂硫化十一、切换进料第二节 停工程序一、概述二、100单元停工三、200单元停工四、300单元停工第三节 装置紧急停工及重大事

2、故处理一、事故处理原则二、操作事故处理三、公用工程故障处理四、事故后开工进油五、事故预防和处理第五章 操作法第一部分：岗位操作法第一节 100单元反应岗位操作法第二节 常压岗位操作法第三节 减压岗位操作法第四节 300单元反应岗位操作法第五节 司炉岗位操作法(分馏炉)第六节 司炉岗位操作法(反应炉)第二部分：单机操作法第一节 新氢压缩机操作法第二节 循环氢压缩机操作法第三节 高压泵操作法第四节 普通离心泵及其它型式泵第三部分：操作法仪表的正确使用第六章 装置主要设备、仪表明细表第一节 工艺设备明细表一、反应器二、塔三、换热器四、空冷器)五、容器六、过滤器七、加热炉八、空气预热器九、其它第二节

3、机动设备明细表一、100单元机动设备明细表二、200单元机动设备明细表三、300单元、400单元机动设备明细表第三节 自控部分说明及仪表明细表一、控制回路二、DCS系统第七章 安全教育第一节 本装置特殊物质的性质及预防措施第二节 有毒物料的危害及急救方法第三节 窒息的危害及急救措施附录I 润滑油加氢装置工艺原则流程图附录 装置设备平面布置图附录 装置主要设备结构图第一章装置概况40万吨年润滑油加氢处理装置采用法国石油研究院(1FP)两段加氢的专利技术，工艺流程为加氢处理常减压蒸馏加氢精制串联工艺。该工艺采用高压催化加氢对劣质润滑油料进行加氢改质，通过选择催化剂、工艺条件、原料组合可生产不同粘度

4、级的高质量的润滑油基础油，它具有良好的原料适应性和产品灵活性。一、装置组成兰炼润滑油加氢处理装置是以新疆混合油的减三线、减四线、丙烷脱沥青的轻脱油(DAO)为原料，采用加氢处理常减压蒸馏加氢精制工艺流程生产高粘度指数含蜡润滑油基础油。其组成分为： 100工段加氢处理工段，代号HDR 200工段常减压蒸馏工段，代号AVD 300工段加氢精制工段，代号HDF 400公用工程工段，代号U二、装置规模工段 100工段， 200工段 300工段 400工段公称能力 40104ta 40104ta 22104ta 配套年开工时数：8000小时装置切换所用原料油和数量为：新疆混合原油减压三线(LVGO)：1

5、0104ta新疆混合原油减压四线(HVGO)：22l04ta新疆混合原油脱沥青油(DAO)：8104ta三、装置切换操作各工段方块流程：加氢精制常减压蒸馏加氢处理 LVGO 含蜡125N(125V1)HVGO 含蜡(125N+250N)(95V1) 含蜡500N (95V1)DAO 含蜡150BS(95V1)各工段原料的切换时间由工厂根据储罐的容量以及对产品的要求来决定。四、生产制度：各工段采用原料切换操作，连续生产。五、说明：根据兰州炼油化工总对40104ta润滑油加氢装置建设地址的规划，该装置布置在原酸碱精制装置界区，占地8893m2，由于受占地面积所限，润滑油加氢装置的生活、办公等辅助设

6、施在界区外另外安排。装置内仅布置中心控制室和变、配电所。第二章 工艺技术和生产流程第一节 工艺原理兰炼40万吨年润滑油加氢处理装置采用法国石油研究院(IFP)两段加氢工艺的专利技术。流程为加氢处理常减压蒸馏加氢精制串联工艺，其原理为润滑油料中的烃类通过较强选择性催化剂和较苛刻条件下的加氢过程，使多环芳烃和多环烷烃加氢裂解开环，并对其中含硫、含氮、含氧化合物进行脱硫、脱氮、脱氧等反应，达到润滑油改质的目的。通过选择催化剂、工艺条件、原料组合可生产不同粘度级的高粘度指数，高质量的润滑油基础油。该工艺具有良好的原料适用性和产品灵活性。第二节 流程简述一、100工段（以工况I为例）原料由罐区自流进入装

7、置，通过HDR原料油增压泵 (P101AB)升压后，经自动反冲洗原料油过滤器(F101AB)，脱除原料中的固体颗粒，过滤后的原料油换热至80进入 HDR原料油缓冲罐(V101)，为了减少结垢，在原料油进入E307之前加入抗垢剂。V101由工厂来的脱硫后的燃料气保护，使原料油不接触空气，避免原料油在预热过程中生成焦状物。V101中的原料油由HDR原料油泵(P102AB)升压，在流量控制下与从新氢压缩机(K10lAB)出来的部分新氢、循环氢压缩机(K102)出来的部分循环氢混合后，进入HDR反应流出物反应进料换热器(E101ABC)换热，为了维持循环氢中的硫化氢分压，在反应进料中补充二硫化碳，含有

8、二硫化碳的反应进料进入HDR反应进料加热炉(H101)，H101出口温度由调节燃料量来控制，反应进料依次进入HDR第一反应器(R101)、HDR第二反应器(R102)进行脱硫，脱氮、脱氧反应，以及多环芳烃和多环环烷烃的加氢裂解开环，R101催化剂二床层入口温度由调节急冷氢量来控制。R102反应流出物在温度控制条件下经E101ABC与反应进料换热降温至200后进入HDR热高压分离器(V103)，热高分液与从HDR冷中压分离器(V105)出来的油相混合后进入HDR热高分离器(V106)。热高分气与循环的冷中分液和脱盐水混合后进入HDR热高分气体空冷器(A101)。(中分液循环的目的是为了提高循环氢

9、纯度，注水的目的是为了防止铵盐沉积。)A101流出物被冷却到40后进入HDR冷高压分离器(V104)进行三相分离。V104的操作压力控制在16.3MPa。V104的压力正常操作时通过调节K101AB各段的返回量、即调节新氢量来控制。(催化剂再生时V104的压力通过调节排气量来控制。)V104顶部分出的气体(即循环氢)与从300工段来的循环氢混合，然后进入循环氢压缩机入口分液罐(V109)，V109顶部气体进入循环氢压缩机，经升压后分成两路：一路作为 100工段的循环氢；另一路去300工段作为300工段的循环氢。自V104下部抽出的冷高分液在液位控制下进入V105；自V104底部分出的含流污水进

10、入装置内含硫污水管网。自V105顶部分出的含硫气体进入装置内含硫气体管网，V105水包分出的含硫污水进入装置内含硫污水管网。V105底部分出的冷中分液一部分作洗油，经油洗泵P103AB升压循环至A101入口，一部分在液位控制下与热高分液混合后进入V106。V106顶部分出的气体经HDR热低分气体冷却器 (E103)冷却至40后进入HDR热低分气体分液罐(V112)，气体进入装置内含硫气体管网，液体在液面控制下与V106的热低分液混合后至HDR汽提塔(C101)。C101塔底通过流量控制下的蒸汽汽提，脱除硫化氢，使汽提塔底液满足规格要求。热低分液进入第8块塔板，塔顶气经HDR汽提塔顶空冷器(A1

11、02)冷凝冷却至40后进入HDR汽提塔顶回流罐(V107)，为了防止塔顶腐蚀，在塔顶气进入A102之前注入缓蚀剂。自V107分出的气体在压力控制下进入装置内含硫污水管网，V107水包分出的含硫污水进入装置内含硫污水管网，107底部分出的液体经HDR汽提塔顶回流泵(P105AB)升压后一部分在流量控制下作为C101塔顶回流；另一部分在液位控制下出装置至罐区贮罐。C101塔底液经HDR汽提塔底泵(P106AB)升压后进入200工段。自制氢装置来新氢首先进入新氢压缩机入口分液罐(V102AB)，自V102顶部分出的新氢由新氢压缩机(K10lAB)，升压后，分成两路：一路作为100工段的新氢；另一路作

12、为300工段的新氢。二、200工段（以工况IV为例）自100工段来的汽提塔底液先经常压塔进料减一中换热器(E203)换热至229，再经常压塔进料减底油换热器(E204AB)换热至289进入常压塔进料加热炉(H201)，为了防止油品在加热炉出口处裂解，在炉管的适当部位注入蒸汽，使炉出口温度不大于367，含有蒸汽的常压塔进料进入常压塔(C201)第35层塔板，其进料温度通过调节进料加热炉燃料量来控制。塔顶气经常压塔顶空冷器(A201)、常压塔顶后冷器(E209)冷凝冷却至40后进入常压塔顶回流罐(V201)，在罐中分离出的含油污水至装置内含油污水管网，液体经常压塔顶回流泵(P201AB)升压后，大

13、部分作为塔顶回流液，在温度控制下进入常压塔，另一部分液体在液位控制下作为石脑油产品至工厂贮罐。常一线馏分油自C201第13块塔板抽出，自流入常一线汽提塔(C202)，(C202有8层塔板，该塔的进料由进料流量控制。C202塔顶油气返回到C201第12块塔板，C202的热量由常一线重沸器(E201)来提供，其热源为常一中。重沸器的供热量由冷流的出口温度来控制。经汽提后的常一线油由常一线泵(P202AB)升压后一部分经常一线空冷器冷却至45后在液位控制下送出装置，另一部分在流量控制下作为泵的最小流量返回塔C202。自C201第28块塔板抽出的一部分液体自流进入常二线汽提塔(C203)，(C203有

14、6层塔板，该塔的进料流率由塔底液面来控制。C203塔顶油气返回至C201第24层塔板，C203塔底吹汽量为流量控制。经汽提的常二线由常二线泵(P204AB)升压后，一部分经常二线空冷器(A203)冷却至60在液位控制下送出装置。另一部分在流量控制下作为泵的最小流量返回塔C203。自C201第28块塔板抽出的另一部分液体，经常一中泵(P205AB)升压作为E201的热源，降温至247后进入常压塔中段回流蒸汽发生器(E202)发生0.9MPa蒸汽，在温度控制下降温至214后返回塔C201第25层塔板。C201塔底吹汽量为流量控制。塔底液经常压塔底泵(P206AB)，升压后，在液位、流量串级控制下进

15、入减压塔进料加热炉(H202)，为了降低加热炉出口温度和炉管内油气分压，在炉管的适当部位注入蒸汽，注汽后的炉管适当扩径。加热炉出口温度由调节燃料量来控制。经加热炉升温至375后的减压塔进料进入减压塔(C204)。为了降低闪蒸段压力，提高拨出率，C204精馏段全部采用规整填料，以保证闪蒸段压力78mmHg。塔顶气经减顶预冷器(E205AB)进行部分冷凝冷却，凝液进入减顶油水分离罐(V202)，不凝气进入减顶一线抽空器(J201)，塔顶负压48mmHg由J201及后部抽空器来保持，J201用低压蒸汽(0.9MPa)作动力，J201出来的水蒸汽和不凝气进入减顶一级冷却器(E207)进行部分冷凝冷却，

16、凝液进入V202，气体进入减顶二级抽空器J202)，J202仍用低压蒸汽(0.9MPa)作动力，J202出口气体经减顶二级冷却器(E208)进行部分冷凝冷却，凝液进入V202、气体至H202，用专设的低压火咀烧掉，以免污染大气。V202含油污水自流出装置，污油经减顶污油泵(P214)间断排出装置。减一线馏分自C204塔顶第1段填料下部的集油箱抽出，自流进入减一线汽提塔(C205)，C205有6层塔板，该塔的进料流率由塔底液面来控制。C205塔顶油气返回到C204第一段填料下，C205塔底吹汽量为流量控制。经汽提的减一线馏分由减一线泵(P209AB)升压后，经减一线空冷器(A205)冷却至60出

17、装置。A205出口温度通过调整叶片角度来控制。自C204第1段填料下部的集油箱抽出的另一股液体经减顶循环泵(P207AB)升压后，作为减顶循环经减顶循环空冷器(A204)冷却至40C后进入C204，A204出口温度通过调整电机频率来控制。减二线馏分自C204第2段填料下部的集油箱抽出，自流进入减二线汽提塔(C206)，(C206有6层塔板，该塔的进料流率由塔底液面来控制。)C206塔顶油气返回到C204第二段填料下。C206塔底吹汽量为流量控制。经汽提后的减二线由减二线泵(P211AB)升压后，经减二线空冷器(A206A)冷却至80出装置。A206A出口温度通过调整叶片角度来控制。自C204第

18、3段填料下部的集油箱抽出的液体首先进入减一中泵(P208AB)，经泵升压进入常压塔进料减一中换热器(E203)，通过三通调节阀控制减一中出口温度，然后返回 C204作为第3段填料的喷淋液体。减三线馏分自C204第4段填料下部的集油箱抽出，自流进入减三线汽提塔(C207)，(C207有6层塔板，该塔的进料流率由塔底液面来控制。)C207塔顶油气返回至C204第4段填料。C207塔底吹汽量为流量控制，经汽提后的减三线经减三线泵(P212AB)升压后，再经减三线空冷器(A206B)冷却至 80C出装置。A206B出口温度通过调整叶片角度来控制。减压塔过汽化油自C204第5段填料下部的集油箱抽出，经减

19、压塔过汽化油泵(P210AB)升压后一部分作为回流返至C204第6板，另一部分作第5段填料的喷淋液体返回至C204。C204塔底汽提蒸汽量通过流量控制来调节。C204塔底液经减压塔底泵(P213AB)升压后，首先进入E204与常压塔进料换热降温至253，再经减底油锅炉给水换热器(E206)换热降温至250后，在液位控制下进入300工段。三、300工段(以工况为例)自200：工段过来的含蜡基础油进入HDF原料油缓冲罐(V301)，V301由脱硫后的燃料气保护，使原料油不接触空气，避免原料油在预热过程中生成焦状物。V301中的原料由HDF原料油泵(P301AB)升压后，一部分在流量控制下与从K10

20、lAB出来的部分新氢、K102出来的部分循环氢混合，进AHDF反应流出物反应进料换热器(E301ABCD)与反应流出物换热，另一部分在HDF热高压分离器(V302)温度控制下，走E301的旁路，然后混合在一起进入HDF反应进料加热炉(H301)中加热至需要的反应器入口温度。在HDF反应器(R301)中进行加氢精制反应。反应流出物经E301与反应进料换热降温至250后进入V302进行两相分离。V302出来的热高分气经HDF高压气体水冷器(E302)冷却至40后进入HDF冷高压分离器(V303)，V303气体至100工段循环氢压缩机入口分液罐，液体在液位控制下与热高分液混合进,KHDF热低压分离器

21、(V304)，V304顶部分出的气体进入HDF热低分气体冷却器(E303)，冷却至40后进入HDF热低分气体分液罐(V307)，分出的气体进入装置内含硫气体管网，液体在液面控制下与热低分气体冷却器(E303)分出的液体混合至HDF减压汽提塔(C301)。汽提塔顶气与HDF干燥塔顶增压器(J301)气体混合后进入HDF汽提塔顶预冷器(E304)，凝液进入汽提塔顶油水分离器(V305)，气体经HDF汽提塔顶一级抽空器(J302)，抽出后，进入HDF汽提塔顶一级抽空冷却器(E305)，凝液至V305，气体至200工段H202烧掉。汽提塔的真空度由J302来维持，J302用低压蒸汽(0.9MPa)作动

22、力，C301汽提蒸汽流量通过流量控制来调节。C301塔底液进入HDF干燥塔(C302)进行真空脱水，干燥塔真空度由J301来维持，J301用低压蒸汽作动力，C302塔底液经HDF干燥塔底泵(P302AB)升压后至E307与料油换热，经换热后的干燥塔底液进入HDF干燥塔底空冷器(A302)，冷却至90后在塔底液位控制下送出装置。四、工艺流程简述几点说明1、100工段以工况I为例作工艺流程说明，其余工况流程相同，但操作条件不同。2、200工段以工况为例作工艺流程说明，当工况时，H202热负荷为零，但减压塔进料仍经H202进入C204，减一中流量为零，可切断；减二线、减三线两汽提塔不开，相应设备处于

23、停运状态，需维持伴热，及时吹扫相应管线，防止高凝点油品在设备、管线中凝结。工况时，减底油经E206后不进300工段，直接进减底油空冷器(A207)冷却至80后出装置。减二线和减三线分别经P21lAB、P212AB升压在流量控制下混合后进入300工段。A206A、A206B停机，保温伴热。工况时，流程同工况。3、300单元以工况为例做工艺流程说明，其余工况流程相同，但操作条件不同。第三节 装置主要工艺技术和流程特点润滑油加氢处理属高温、高压、临氢催化工艺过程。该工艺采用高压催化加氢对润滑油料进行加氢改质，通过选择催化剂、工艺条件、原料组合可生产出不同粘度级润滑油基础油，其粘度指数可相当于或高于石

24、蜡基原料生产出的产品。该工艺过程具有良好的原料适应性和产品的灵活性。1、工艺技术方案 根据初步设计文件的批复，装置采用法国石油研究院两段加氢工艺，第一段加氢采用较苛刻的加氢条件，以提高润滑油基础油的粘度指数；第二段用以改善基础油的光安定性，反应条件较缓和。2、工艺流程特点(1)润滑油加氢处理装置采用法国石油研究院专利技术。工艺流程为加氢处理常减压蒸馏加氢精制串联工艺。(2)三台反应器的设计采用法国石油研究院专有技术。形式：热壁式反应器。内件：设置入口扩散器、积垢篮、出口收集器、底部卸料口。R101床层间设冷氢箱，催化剂采用底部卸料。(3)100工段、300工段均采用热分流程，以充分利用和回收热

25、量，降低装置能耗，并可防止蜡凝结问题的发生。(4)新氢压缩机的选择100工段和300工段共用新氢压缩机，压缩机选用对称平衡型，由同步电动机驱动，备用率为100。(5)循环氢压缩机的选择100工段和300工段共用一台离心式循环氢压缩机，由汽轮机驱动，不设备用机。由于循环氢压缩机操作工况多，介质分子量变化大，采用汽轮机驱动的离心式压缩机通过变转速调节，适应性强。在装置突然停电的情况下，循环氢压缩机还必须维持一定的工作时间，因此润滑油系统和密封油系统的主油泵均由汽轮机驱动。(6)为了提高循环氢纯度，降低装置操作压力，100工段设计时考虑了循环氢的油洗设施。(7)加热炉设计特点：炉型特点：两台高压反应

26、进料加热炉的机械设计由法国石油研究院提供，炉型为卧管单排双面辐射方箱炉；常压塔进料加热炉和减压塔进料加热炉为圆筒炉。余热回收方式：为提高加热炉效率和适应各工况下热负荷变化，两台高压反应进料加热炉分别在对流段顶部设置空气预热器回收烟气热量，但由一台鼓风机供风。常压塔进料加热炉对流段采用蒸汽过热和空气预热器回收余热，以尽可能提高加热炉效率，减压塔进料加热炉采用空气预热回收烟气余热。(8)减压塔的设计特点：减压塔在润滑油加氢装置上起着重要的作用，特别是工况操作时，减底油的馏程要求560，要求较深的拨出率和分馏精度。在法国石油研究院的基础设计中，减压塔精馏段全部采用美国GLITCH公司的规整填料。(9

27、)自动控制水平润滑油加氢装置采用集散型控制(DCS)系统，引进美国霍尼威尔公司TDC一3000X，用于装置的过程控制与管理、数据采集与处理，逐步实施先进控制(详见自控专业说明书)。由于润滑油加氢装置操作复杂，法国石油研究院在提供的基础设计文件中，设置了多个单元的自动保护系统。分别为：0.7MPamin或2.1MPamin紧急卸压停工联锁系统；HDR原料油泵、HDF原料油泵、常压塔底泵、减压塔底泵低流量等自保系统；新氢压缩机、循环氢压缩机等机组停车联锁系统；HDR反应进料加热炉和HDF反应进料加热炉熄灭联锁系统。该系统采用了安惠公司ESD技术，其安全等级达到99.999。(10)装置设有催化剂硫

28、化和催化剂器内氮气循环再生设施，为减轻催化剂再生期间管道和设备的腐蚀，流程中考虑了注氨、注碱设施。(11)根据IFP专利技术要求，正常操作时，在100工段考虑了补硫设施。(12)根据IFP专利技术的要求，在100工段设有注抗垢剂设施。(13)为了防止反应部分奥氏体不锈钢设备在停工检修时可能产生的连多硫酸应力腐蚀，设计考虑了对所用奥氏体不锈钢管道和设备在装置停工检修时进行中和清洗的设施。(14)为避免铵盐的沉积；装置在100工段热高分离器气体空冷器入口处设置了注水设施。(15)为了使减压塔进料加热炉出口温度不大于375，在加热炉炉管的适当位置注入蒸汽，降低炉管内油气分压，注入蒸汽后，炉管适当扩径

29、。(16)为了简化换热流程，降低能耗，提高装置热利用率，流程设计采用常减压蒸馏工段直接进入加氢精制工段。(17)原料油保护：为减轻换热器结焦和反应器顶部催化剂床层堵塞程度，提高换热器传热效率和延长运转周期，要求工厂系统原料油中间储罐采用惰性气体保护，原料油进装置后经原料油过滤器脱除大于25m的颗粒，原料油缓冲罐用脱硫后的燃料气保护。(18)反应温度控制：反应器入口温度通过调节加热炉燃料量来控制，床层入口温度通过调节急冷氢量来控制。(19)工艺设计中的有关温度规定：第一床层的最大温升应小于20。为了减少润滑油基础油的热裂解，常压塔进料加热炉出口温度应小于380，减压塔进料加热炉出口温度应不大于3

30、75。第三章 装置工艺技术指标第一节 原料质量指标3.1.1 100工段原料油：原料油为新疆混合原油的轻减压瓦斯油(LVGO)、重减压瓦斯油(HVGO)和脱沥青油(DAO)。表3.1.1.1LVGOHVGODAO设计限制值试验方法ASTM馏程，D1160 初馏点382405433最小 10416452504 50445486 90488524 终馏点500566最大 比重指数，API28.9527.6225.76D1298倾点 +36+37+45D97粘度，mm2S，1007.84312.5734.11D445 元素分析 S，wt0.080.100.22D2622 N，ppm760100015

31、20最大D3228 Fe，ppm2.651.963.10最大ICPNi，ppm00.0060.453最大ICP V，ppm0.0040.0030.086最大ICP Cu，ppm0.1530.1620.175最大ICP pb，ppm000最大ICP As，ppm0.01000.144最大ICP蜡含量，wt10.49.619.7最大族组成，(n-d-m)D3238CA12.2610.7412.7 CN20.0722.1113.42 CP67.6767.1573.88脱蜡油倾点， -12-13-11D97粘度 mm2S， D4454092.88195.211541009.27414.4045.98粘

32、度指数V1666076D22703.1.1.2 新氢润滑油加氢装置所需新氢由新建制氢装置提供，新氢条件：温度：40压力：1.1 MPa组成：H2 96 vol%CH4 4 vol%CO+CO2 20Wppm最大H2O 饱和3.1.1.3 催化剂法国石油研究院推荐的加氢处理催化剂具有精制和选择裂化活性。载体为氧化铝，活性金属组分为NiMo另外还加入高效的助催化剂。催化剂型号：HR360生产厂商： 普罗卡塔里斯公司(PROCATALYSE)挤压产品： 直径1.2毫米 长 45毫米 堆积比重：0.770.05克厘米3 密相装填比重：0.85克厘米3数量：140米3或108吨(松散装填)由于原料中有一

33、定程度的金属含量，因此，在加氢精制反应器顶部第一床层装入经过级配的脱金属催化剂，以保护主催化剂，并减小压降。型号：顶部Actisphere923小球直径46毫米数量4.1米3下部HMC841小球直径1.53毫米数量3.5米33.1.2 200工段原料来自100工段C101汽提塔底液表3.1.2项 目工况工况 工况流率 kghH20129.75112.3985.88H2SClC2C30.240.02iC49.751.880.09nC425.435.820.37iC5145.5366.248.77nC5213.38100.4814.85C6+47892.7248741.6749585.41总计，

34、kgh48416.849028.549695.37分子量246.6479309.0952457.58843.1.3 300工段原料性质本工段精制来自200工段的四种原料，性质见表3.1.3 表3.1.3含蜡125N含蜡125+250N含蜡500N含蜡150BS流量，kgh25500200001450027500分子量418.8417.1524.9637.1d15.615.6842.9868.0864.7880.5催化剂法国石油研究院推荐的加氢精制催化剂，对加氢精制和芳烃加氢反应有选择性，反应氢分压与加氢处理相当，但反应温度较低，以利于芳烃加氢脱氢的热力学平衡，控制基础油的芳烃含量，更重要的是控

35、制多环芳烃含量，满足加氢润滑油基础油的颜色、氧化安定性以及通过紫外光安定性试验等要求。型号：HR348生产厂商普罗卡塔里斯公司(PROCATALYSE)挤压产品直径 1.2毫米长 45毫米堆积比重：0.770.05克厘米3密相装填比重：0.85克厘米3数量：31.3米3或24吨(松散装填)。3.1.4 主要原材料消耗汇总表表3.1.3序号名 称型号或规格年用量t次装入量t预期寿命备 注12345671催化剂HR360114.82催化剂HR34825.73催化剂ACTISPHERE9233.44催化剂HMC8412.95二硫化碳606.810.8一次装入量为开工时用量6液氨0.8再生时一次用量?

36、烧碱109再生时一次用量8抗垢剂AF444.239惰性瓷球65.9810惰性瓷球2012.3第二节 产品质量指标3.2.1 100工段法国石油研究院给出的产品产率和产品性质如下：3.2.1.1产品产率表3.2.1.1工况工况 工况产率， wt进料H2S0.080.110.23NH30.090.120.18C10.250.150.10C20.300.200.10C30.600.300.10C41.000.500.30C51458.404.501.4014528020.50工0.803.3028035012.8010.103.253503806.185.122.9638056034.00含蜡125

37、N51.00含蜡125N+250N40.00含蜡500N29.00含蜡150BS55.00总计101.20100.90100.92化学氢耗，wt1.200.900.923.2.1.2 产品性质含蜡基础油及副产品性质见表3.2.1.2表3.2.1.2工况I工况 工况C5145馏分比重0.7250.7280.730硫，W ppm51020氮，W ppml12赛氏色度303015PNA，wt 4845，56，545469444610145280C比重0.8120.8350.842硫，wppm205050氮，wppm112赛氏色度30工510烟点，mm251815冰点，-60-60-60芳烃含量，VO

38、L142427280350馏分比重0.8400.8750.885硫，w ppm202050氮，w ppm11120120120粘度，50mm2s4.45.25.5十六烷值(ASTMD976)574844350380馏分比重0.8600.8900.898硫，w ppm202050氮，w ppm222粘度，100，mm2s2.853.53.70380560馏分比重0.885硫，w ppm100氮，w ppm5粘度，100，mm2s10.0排放气组成见表3.2.1.3表3.2.1.3工况I工况 工况组成， VOLH2S0.140.230.33H264.5368.3868.15C118.2717.4l

39、21.07C23.653.172.38C34.452.981.57C44.183.022.77C5牛4.784.813.73总 计100.00100.00100.00分子量13.2011.710.5汽提塔顶液相组成见表3.2.1.4表3.2.1.4工况工况 工况组成， VOLH2S0.090.150.26H20.2l0.240.24C10.550.520.59C21.080.930.67C36.324.082.20C418.9513.9315.17C572.8080.1580.87总 计100.00100.00100.00比 重0.6440.6680.672ASTM终馏点200最大200最大2

40、00最大3.2.2 200工段5145(TBP)馏分见表3.2.2.1。表3.2.2.1工况工况 工况比重0.7250.7640.789硫，w ppm51020氢，w ppm112赛氏色度303015P/N/A，wt %48/45.5/6.545/46/944/46/10馏程：D86，VOL初馏点1631465505156105760703010510611150115115119701301301329014914815395155155162终馏点156156164145280馏分见表3.2.2.2。表3.2.2.2工况工况 工况比重0.8130.8380.847硫，w ppm205050氢，w ppm112赛氏色度301510烟点，mm251815冰点，-60-60-60芳烃含量，VOL142427闪点，505453馏程：D86，VOL初馏点1711801835175/101781861913019920220150219223223702402462469027027328195283282283终馏点292292284280350馏分见表3.2.2.3。表3.2.2.3工况工况 工况比重0.8440.8750