張乾坤

摘 ?????要：針對2.3 Mt/a柴油加氫改質(zhì)裝置，對分餾系統(tǒng)及換熱方案進(jìn)行優(yōu)化分析，分餾系統(tǒng)采用較優(yōu)的汽提加分餾雙塔流程，換熱方案采用分餾塔底循環(huán)油與反應(yīng)流出物進(jìn)行換熱，換熱網(wǎng)絡(luò)合理。并在多工況流程模擬的基礎(chǔ)上對熱高分溫度、低分壓力進(jìn)行優(yōu)化設(shè)計，從而降低了裝置投資，減少了裝置能耗。

關(guān) ?鍵 ?詞：柴油加氫改質(zhì);工藝流程優(yōu)化;換熱網(wǎng)絡(luò)

中圖分類號：TE624.4+31 ?????文獻(xiàn)標(biāo)識碼： A ??????文章編號： 1671-0460（2019）06-1314-07

Abstract： For the process design of 2.3 Mt/a diesel hydro-upgrading unit， the optimal separation and heat exchange network plan was given base on process analysis. The double tower separation plan was selected. The optimal temperature of Hot High Pressure Separator and the pressure of Cold Low Pressure Separator were determined base on the multiple cases process simulation， and the costs and energy consumption of the unit were reduced.

Key words： Diesel hydro-upgrading unit; Optimization of process; Heat exchange network

隨著經(jīng)濟(jì)的發(fā)展，柴油需求量愈來愈大，原油蒸餾裝置一次加工所產(chǎn)的柴油遠(yuǎn)不能滿足需求。二次加工裝置所產(chǎn)的柴油所占比例越來越高。且隨著原油劣質(zhì)重質(zhì)化的發(fā)展，二次加工的柴油，特別是催化柴油中的硫、氮、芳烴含量越來越高，密度也越來越大。隨著國內(nèi)車用柴油標(biāo)準(zhǔn)的加快升級，柴油中的密度、硫、氮及十六烷值為二次加工柴油升級改造的重點與難點，一般通過加氫改質(zhì)對其進(jìn)行脫硫、脫氮、提高十六烷值及降密度[1]。柴油加氫改質(zhì)的路線一般有兩種，一是通過高壓加氫深度飽和對油品中的全部多環(huán)及部分單環(huán)芳烴直接進(jìn)行加氫飽和反應(yīng)，以生成十六烷值高及密度低的鏈烷烴，還有一種途徑是通過選擇性緩和加氫裂化使得部分芳烴飽和后開環(huán)轉(zhuǎn)換為鏈烷烴[2]。其中第一種方式收率高，放熱量大，但缺點是氫耗較高;第二種方法是氫耗適中，但較難控制裂化反應(yīng)只進(jìn)行芳烴開環(huán)而不發(fā)生斷鏈，且生成的輕烴及輕石腦油比例較高，導(dǎo)致循環(huán)氫濃度較低，液體收率（柴油加石腦油）較低。

本研究僅針對某石化公司新建2.3 Mt/a柴油加氫改質(zhì)設(shè)計基礎(chǔ)數(shù)據(jù)為例，通過模擬計算，針對設(shè)計基礎(chǔ)數(shù)據(jù)特點對換熱、分餾進(jìn)行優(yōu)化設(shè)計，得到整體經(jīng)濟(jì)效益較優(yōu)的工藝流程及參數(shù)。

1 ?設(shè)計基礎(chǔ)數(shù)據(jù)

1.1 ?原料性質(zhì)

原料為常壓柴油、催化柴油及直餾石腦油的混合油，原料油性質(zhì)及混合比例見表1。原料氫氣為純度為99.9%重整氫。

1.2 ?產(chǎn)品

加氫精制后柴油十六烷值提高至46， 密度降低至0.84 g/mL， 同時硫含量小于10 ppm（w），可直接作為柴油產(chǎn)品銷售。雖精制石腦油產(chǎn)品辛烷值較低，但其芳潛含量高，且超低硫低氮，可作為優(yōu)質(zhì)的重整原料或汽油調(diào)和組分。

1.3 ?加氫反應(yīng)產(chǎn)品組成分布

本裝置氫耗為2.51%，油品加氫后產(chǎn)品組成分布見表2。

1.4 ?主要操作條件及流程模擬

該裝置設(shè)計年操作時間為8 000 h，加氫反應(yīng)總壓為12.8 MPa（g），加氫反應(yīng)器的入口溫度為298 ℃，入口溫度通過反應(yīng)進(jìn)料加熱爐控制，預(yù)期的加氫反應(yīng)器出口溫度為367 ℃。本文流程模擬軟件采用在煉油裝置模擬中廣泛采用的Simsci Pro/II軟件。

2 ?工藝過程優(yōu)化

按照化工裝置的洋蔥模型設(shè)計法，先考慮反應(yīng)系統(tǒng)設(shè)計，再考慮分離系統(tǒng)，最后為換熱系統(tǒng)及公用工程。針對本裝置反應(yīng)部分已由催化劑研發(fā)單位提供設(shè)計數(shù)據(jù)。詳見設(shè)計基礎(chǔ)數(shù)據(jù)。下面分別按分餾方案優(yōu)化、分離工藝參數(shù)優(yōu)化及換熱方案優(yōu)化逐層進(jìn)行優(yōu)化。

2.1 ?分餾工藝方案的選擇

反應(yīng)部分來的低分油需要進(jìn)一步分離出合格產(chǎn)品，分餾部分方案一般有三種[3]，方案一是單塔分餾流程（見圖1），方案二為分餾加穩(wěn)定流程（見圖2）及汽提加分餾流程（見圖3）。

方案一只有一個分餾塔，塔熱源一般采用重沸爐，流程簡單，單塔內(nèi)完成硫化氫汽提及汽柴油分離功能。缺點有以下幾點：

（1）石腦油在塔頂抽出，含有硫化氫及輕烴，需后續(xù)裝置再進(jìn)行脫硫。

（2）采用重沸爐供熱，限于重沸爐油品分解溫度限制，塔壓不能太高，一般為0.3 MPa（g），而一般干氣脫硫的壓力為0.6 MPa（g）。故塔頂氣需配置酸性氣壓縮機進(jìn)一步提壓。

（3）單塔兼顧硫化氫汽提和汽柴油分離兩個功能，在原料硫化氫濃度較高時，為了保證塔底精制柴油的脫硫效果，需較大回流，此時石腦油與柴油過度分離，浪費能耗。

選擇此流程的場合一般是廠內(nèi)其他裝置有配套的石腦油穩(wěn)定和干氣壓縮脫硫設(shè)施，可以共用一起處理的情況，達(dá)到節(jié)省占地面積與投資的目的。而本裝置無配套的石腦油穩(wěn)定和干氣壓縮脫硫系統(tǒng)可用，不采用該分餾工藝。

方案二是在方案一后面增加一個石腦油穩(wěn)定塔，解決了石腦油含硫及初餾點不合格的問題。方案三是將脫硫化氫和汽柴油分離兩個任務(wù)分別在兩個塔內(nèi)單獨完成。低分油首先去汽提塔進(jìn)行脫硫，塔底一般通低壓汽提蒸汽，以減少油氣分壓，有利于輕組分H2S脫除，塔壓0.6～0.8 MPa（g）。汽提塔頂按全回流操作，塔底脫硫后的混合油自流到分餾塔進(jìn)行石腦油及柴油的分離。對比方案二及方案三，兩個方案都能得到合格石腦油及柴油，但有以下不同：

（1）流程二產(chǎn)生的含硫干氣壓力同樣較低，需后續(xù)壓縮后才能脫硫處理，而流程三含硫干氣可直接進(jìn)入并入后續(xù)干氣脫硫塔，無需壓縮，省掉含硫干氣壓縮機，也減少硫化氫泄漏的風(fēng)險。

（2）流程二精制柴油硫含量容易受到分餾波動影響，而流程三精制柴油的硫化氫經(jīng)兩個塔兩級分離，若汽提塔波動，汽提塔底油含有超標(biāo)的硫化氫會在分餾塔內(nèi)進(jìn)行進(jìn)一步分離，能保證分餾塔底柴油不含硫化氫。

（3）流程二由于石腦油含量較少，且塔壓高故穩(wěn)定塔塔徑較小，附屬的設(shè)備占地及投資也較少。而汽提塔由于塔內(nèi)通入蒸汽，其氣相符合量較大，且液相負(fù)荷也較大，故塔徑較穩(wěn)定塔大。但由于方案三的分餾塔只完成汽柴油分離，其塔徑較方案二的分餾塔塔徑稍小。

（4）流程三在分餾塔頂氣不設(shè)采暖水回收熱量的情況下，由于分餾塔塔頂是外回流，其能耗較高一些。

針對本裝置，裝置外無含硫干氣壓縮機，且便于脫硫化氫及汽柴油分別調(diào)節(jié)，分餾方案選擇調(diào)節(jié)性更好的汽提加分餾雙塔方案。

2.2 ?換熱流程優(yōu)化

從反應(yīng)器操作條件可以看出，反應(yīng)器進(jìn)出口溫升約69 ℃，通常柴油精制裝置反應(yīng)器進(jìn)出口溫升約50 ℃，由于原料中有較多催化柴油，含有較多的芳烴，而改質(zhì)方案采用了以加氫飽和芳烴為主的改質(zhì)途徑，故反應(yīng)放熱量較多。而常見的柴油精制裝置及其他柴油改質(zhì)裝置的換熱方案對該裝置不能完全適用。

采用熱高分流程的常規(guī)反應(yīng)部分換熱簡圖見圖4，反應(yīng)器出口反應(yīng)流出物先后與熱反應(yīng)進(jìn)料、汽提塔底油、冷反應(yīng)進(jìn)料換熱后進(jìn)入熱高分分離器。精制柴油經(jīng)過低壓蒸汽產(chǎn)氣段及原料油換熱后進(jìn)入柴油空冷器，冷卻到50 ℃出裝置。該換熱方案應(yīng)用到本裝置會有以下幾個問題。

（1）由于本裝置加氫反應(yīng)放熱較多，多余的熱量無法通過反應(yīng)進(jìn)料及分餾塔進(jìn)料兩個冷源消化掉，需要匹配負(fù)荷更大的冷源或增加新冷源。否則反應(yīng)流出物無法冷卻到所需的熱高分溫度，多余的熱量需要靠熱高分氣空冷器及汽提塔頂空冷器白白冷卻浪費掉。

（2）受限于加氫進(jìn)料泵制造難度及泵入口氣蝕風(fēng)險的原因，緩沖罐之前的原料油不能和精制柴油加熱到太高的溫度，導(dǎo)致精制柴油需要引入較多的低壓蒸汽產(chǎn)氣負(fù)荷進(jìn)行取熱，否則柴油進(jìn)空冷的溫度過高，浪費能源。而根據(jù)全廠蒸汽平衡結(jié)果，低壓蒸汽較富余，無需過量產(chǎn)氣。

（3）由于反應(yīng)流出物熱量過剩，分餾塔進(jìn)料溫度容易超溫，會造成分餾塔進(jìn)料氣化率太高，進(jìn)塔段閃蒸氣體較多，易沖塔，造成進(jìn)料板之上幾塊塔盤效率較低。且反應(yīng)流出物溫度較分餾塔進(jìn)料溫度高許多，?損較大，應(yīng)尋找溫度較高的冷源與之進(jìn)行匹配。針對本裝置合理的分餾進(jìn)料溫度不應(yīng)超過250 ℃，此時進(jìn)料氣化率約3%。

結(jié)合2.1節(jié)選擇的汽提加分餾方案，通過梳理裝置內(nèi)各冷源，得到調(diào)整后的換熱流程見圖5。

反應(yīng)流出物先后與分餾塔底循環(huán)油及反應(yīng)進(jìn)料換熱。分餾塔進(jìn)料與精制柴油進(jìn)行換熱。分餾塔底循環(huán)油換熱后再經(jīng)分餾塔底爐加熱所需溫度，在回到塔釜內(nèi)，為分餾塔提供熱量。分餾塔底循環(huán)油出口氣化率一般按30%考慮，此時循環(huán)油的溫度約337 ℃。調(diào)整后的換熱網(wǎng)絡(luò)有以下優(yōu)點[4]。

（1）用分餾塔底循環(huán)油代替分餾塔進(jìn)料與反應(yīng)流出物換熱，分餾塔底循環(huán)油的加熱終溫為337 ℃，比較分餾塔進(jìn)料的加熱終溫250 ℃有較大提高，能較好匹配高溫的反應(yīng)流出物，同時另一股熱源精制柴油溫度約303 ℃，與分餾塔進(jìn)料去匹配也較反應(yīng)流出物更合理，節(jié)約了裝置?損。

（2）由于物流換熱匹配更合理，同等換熱面積下總換熱量增加，同時節(jié)約燃料消耗及空冷電耗。

針對本裝置，通過流程模擬，對比兩種方案，第二種方案的熱交換能量增加約5 260 kW，燃料按熱值8 000 kcal/Nm3計，消耗減少557 Nm3/h，能耗下降約1.57 kg標(biāo)油/t原料。節(jié)能效果明顯，該換熱方案針對反應(yīng)放熱較多的加氫裝置具有普遍參考性。經(jīng)過2.1與2.2節(jié)方案選擇后形成裝置的工藝流程見圖見圖6。

2.3 ?熱高分溫度優(yōu)化圖

加氫裝置反應(yīng)系統(tǒng)循環(huán)氫的分離一般分為冷高分和熱高分兩種流程，對比兩種流程一般認(rèn)為熱高分流程較節(jié)能，但設(shè)備數(shù)量較多，投資稍高，在加工規(guī)模100萬t/a以上有較好的經(jīng)濟(jì)效益[5]。 ?同時熱高分的溫度的選擇對燃料氣消耗量、循環(huán)氫濃度、溶解氫耗、后續(xù)的分餾系統(tǒng)及汽提蒸汽消耗都有不同程度的影響。

2.3.1 ?熱高分溫度的限定范圍

由于熱高分氣中含有雜質(zhì)NH3及H2S，在低溫下會結(jié)晶生成NH4HS，堵塞管道。其最低溫度即為硫氫化氨的結(jié)晶點溫度，該結(jié)晶溫度與NH3及H2S的分壓有關(guān)，一般在高于150 ℃時硫氫化氨不會結(jié)晶[6]。如果原料品質(zhì)控制不嚴(yán)，含氯較多，同時也要考慮形成NH4CL結(jié)晶的風(fēng)險，其結(jié)晶溫度比NH4HS還要高，一般在180 ℃以下較易結(jié)晶。

熱高分溫度過高會導(dǎo)致熱高分油量減少，大量的油氣從熱高分空冷器中冷卻，失去了熱高分流程節(jié)能的意義，且如果加工較重二次加工柴油或蠟油時，熱高分溫度較高，會造成熱高分氣中含有較重的稠環(huán)芳烴，稠環(huán)芳烴在低溫的空冷器中結(jié)晶進(jìn)而堵塞換熱管道。針對本裝置，經(jīng)流程模擬溫度提高到320 ℃時，其熱高分油只占原料油的約50%，已無節(jié)能效果。

因而合理的熱高分溫度應(yīng)在一定范圍內(nèi)進(jìn)行優(yōu)化。本裝置熱高分溫度調(diào)優(yōu)的范圍選擇在180～320℃之間進(jìn)行。

2.3.2 ?熱高分溫度的影響

通過流程模擬，對熱高分溫度在180～320 ℃之間，按5 ℃一個間隔進(jìn)行多工況全裝置流程模擬，以下為基于多工況模擬數(shù)據(jù)結(jié)果進(jìn)行分析。

（1）溶解氫耗量

通過模擬結(jié)果，做出溶解氫氣量與熱高分溫度的關(guān)系見圖7，由圖可見總?cè)芙鈿浜碾S著溫度上升先快速提高，最高點出現(xiàn)在275 ℃，然后再下降。這是由于提溫前期氫氣在油品溶解度隨溫度上升而提高，但同時隨著溫度上升而導(dǎo)致熱低分油閃蒸量增多，從而導(dǎo)致熱高分油量減少，導(dǎo)致總體溶解氫量下降。低分氣量與熱高分溫度見圖8，由于低分氣大部分來自于油品中溶解的氫氣，故低分氣量與溶解氫量成類似趨勢，最高點出現(xiàn)在275 ℃。

此部分成本主要是氫耗成本、氫氣壓縮電耗成本及PSA建造成本。氫耗成本為溶解氫量減去低分氣提純氫氣量的差值，PSA低分氣提氫回收率按90%考慮，氫氣價格按上游裝置產(chǎn)氫成本1.3元/Nm3考慮。氫耗年成本見式（1）。PSA提氫后的壓力為2.4 MPa，需要借助新氫壓縮機壓縮到13.5MPa進(jìn)入反應(yīng)系統(tǒng)，根據(jù)往復(fù)機效率有電耗成本經(jīng)驗式見式（2）。根據(jù)經(jīng)驗PSA建造總成本見式（3）。

（2）循環(huán)氫純度

由圖9可見隨著熱高分溫度升高，循環(huán)氫純度上升，在230 ℃之后上升加速，但總體循環(huán)氫純度變化不大，介于96%～98%之間。這是由于本裝置設(shè)有循環(huán)氫脫硫，循環(huán)氫的純度主要受反應(yīng)生成的C1-C4影響較大，而由于C1-C4的吸收隨溫度上升而減少，故其在熱高分油中溶解量較少，主要通過冷低分油進(jìn)行溶解而從反應(yīng)系統(tǒng)中分離。由于熱高分溫度提高，造成熱高分閃蒸量加大，導(dǎo)致冷低分油量增大，從而導(dǎo)致C1-C4的吸收量也加大，循環(huán)氫濃度上升?？傮w而言，由于反應(yīng)產(chǎn)物中C1-C4較少，循環(huán)氫氫純度本身較高，介于96%～98%之間，故此部分對反應(yīng)系統(tǒng)操作壓力的影響較小，可忽略。

圖9 ?熱高分溫度—循環(huán)氫濃度關(guān)系

Fig.9 HHPS temperature—recycle hydrogen purity

（3）汽提蒸汽消耗

汽提蒸汽與熱高分溫度關(guān)系見圖10。

針對本換熱網(wǎng)絡(luò)，隨著熱高分溫度的上升，汽提塔進(jìn)料溫度會提高，攜帶的熱量也會提高，在同樣的汽提脫硫效果下，所需的汽提蒸汽量將有所降低。在塔頂總壓不變下，由于蒸汽分壓降低，導(dǎo)致塔釜油氣分壓提高，汽提塔塔釜溫度也會升高。此部分會產(chǎn)生汽提蒸汽的消耗成本及酸性水的處理成本。其中低壓蒸汽按230元/t，酸性水處理成本按80元/t考慮，可得汽提蒸汽總成本見式（4）。

（4）公用工程消耗

熱高分與反應(yīng)加熱爐及分餾重沸爐的總和熱負(fù)荷關(guān)系見圖11，隨著熱高分溫度提升，熱高分空冷器熱負(fù)荷及汽提塔頂空冷器熱負(fù)荷均提高，導(dǎo)致冷公用工程負(fù)荷整體上升，同樣所需的熱公用工程負(fù)荷也會同量提高，換熱網(wǎng)絡(luò)能量回收減少。針對本換熱網(wǎng)絡(luò)，公用工程介質(zhì)燃料氣為廠內(nèi)所產(chǎn)催化干氣，低位熱值為8 800 kcal/Nm3，成本價約0.4元/Nm3，冷公用工程介質(zhì)主要是空冷器中的冷風(fēng)，消耗為風(fēng)機電機的電耗，空冷電耗與同熱量燃?xì)庀啾炔僮鞒杀竞苄?，可忽略。故公用工程成本消耗主要為燃料氣消耗量成本?/p>

其成本見式（5）。

式中：BC5 —燃料氣年操作成本， 萬元/a;

Q4 —燃料氣量， Nm3/h。

（5）熱高分溫度的優(yōu)化

在產(chǎn)品質(zhì)量不變下，與熱高分溫度影響有關(guān)的成本歸類為差異項總成本，分別見以上描述，以上成本分為建造成本和操作成本。裝置運行年限按15年考慮，不考慮殘值。年總費用成本可表示為式（6）。

根據(jù)模擬數(shù)據(jù)計算BCA與熱高分溫度關(guān)系見圖12，由圖可知最小差異項總成本時的熱高分溫度約240 ℃，故本熱高分溫度取最優(yōu)值為240 ℃。

2.4 ?熱低分壓力優(yōu)化

熱低分設(shè)置主要為收集裝置產(chǎn)生的C1及C2組份，同時便于氫氣的提濃與回收。減少汽提塔氣相負(fù)荷及設(shè)備投資。本裝置加氫壓力較高，規(guī)模也較大，因而設(shè)置了液力透平以回收熱高分油所帶的勢能，用于驅(qū)動加氫進(jìn)料泵，節(jié)約進(jìn)料泵電機能耗。而熱低分壓力的設(shè)置對以上內(nèi)容均有影響。

2.4.1 ?壓力范圍

氫氣回收后一般補入到新氫壓縮機入口循環(huán)使用，本裝置氫氣管網(wǎng)壓力為2.4 MPa（g），如果壓力低于2.4 MPa（g）則需設(shè)置壓縮機進(jìn)行壓縮并冷卻后補入氫氣管網(wǎng)。則考慮低分及提氫單元管線設(shè)備壓降，則低分壓力在2.6 MPa（g）以上時不需要設(shè)置額外的壓縮機及附屬冷卻器。

低分油需進(jìn)入后續(xù)的汽提塔脫硫化氫，本裝置汽提塔壓力設(shè)置為0.8 MPa（g），如果考慮低分油能自流進(jìn)入塔頂，則根據(jù)沿程高差及摩擦阻力降核算，要求低分壓力不能低于1.1 MPa（g），否則需要需要額外設(shè)置增壓泵，增加投資和流程復(fù)雜性。

2.4.2 ?壓力變化的影響

（1）熱低分壓力高低對低分氣中的氫濃度及低分氣氣量均有影響。壓力降低氫濃度降低，總氣量及氫氣總含量均增加，由于在PSA產(chǎn)品氫濃度不變時，氫氣回收率會下降。

（2）且由于吸附壓力降低，導(dǎo)致吸附及解析壓差減少，吸附時間延長，吸附劑用量需相應(yīng)增加。

（3）且由于壓力降低，導(dǎo)致氣體體積流量增大，程控閥門口徑需相應(yīng)增加，PSA吸附劑。

（4）熱低分壓力降低時增加了低分和高分的壓差，液力透平能回收更多的能量。

經(jīng)計算液力透平回收的最大能量約150 kW左右，而因此帶來所需氫氣壓縮機及循環(huán)水的電耗增加量約50 kW，且需要新增壓縮機1臺，價格約50萬元，PSA投資費提升約20萬元，年省操作費用提升約8萬元，綜合考慮將低分氣壓力設(shè)定低于2.6 MPa（g）的方案，其投資回收期均在10 a以上，低于該類裝置基準(zhǔn)投資回收期8 a，且增加了操作復(fù)雜性和占地面積。

低分壓力在2.6 MPa（g）以上增長時，缺由于壓力升高，PSA程控閥門等級上升導(dǎo)致成本上升，且所提純的氫氣仍然需要調(diào)節(jié)閥降壓到2.4 MPa（g）并入新氫管網(wǎng)，能耗大，故本裝置冷低分操作壓力按2.6 MPa（g）考慮。

3 ?裝置能耗比較

經(jīng)核算本裝置能耗約7.7 kg標(biāo)準(zhǔn)油/t原料， 國內(nèi)同類柴油改質(zhì)裝置的能耗約13～17 kg標(biāo)準(zhǔn)油/t原料，相比較該裝置能耗明顯較低。這是由于本裝置采用純芳烴飽和改質(zhì)方案，反應(yīng)放熱較多，且采用了適應(yīng)于該改質(zhì)路線的優(yōu)化分餾及換熱方案。

4 ?結(jié) 論

加氫裝置采用汽提加分餾的分離方案，具有柴油不含硫化氫和水，含硫干氣利于后續(xù)脫硫的特點。換熱方案采用適用于高放熱量的換熱方案，使得反應(yīng)爐操作負(fù)荷小，整體?損失小，更節(jié)能。優(yōu)化的熱高分溫度采用240℃，冷低分壓力控制在2.6 MPa（g）。優(yōu)化后的流程具有工藝先進(jìn)、投資小、節(jié)能的優(yōu)點。

參考文獻(xiàn)：

[1]趙燾，曾榕輝，孫洪江，韓龍年，彭沖.劣質(zhì)柴油加氫改質(zhì)工藝研究[J]. 當(dāng)代化工，2013，42（4）：382.

[2]王宏奎，王金亮，何觀偉，呂宏安，卞雯.柴油加氫改質(zhì)技術(shù)研究進(jìn)展[J]. 工業(yè)催化，2013，21（10）：16-19.

[3]趙秀文，王國旗，聶程，劉小波，許新剛.柴油加氫分餾流程比較[J]. 當(dāng)代化工，2013，42（5）：593-594.

[4]王偉，馮宵.考慮壓力因素的柴油加氫改制裝置換熱網(wǎng)絡(luò)改造[J]. 化工進(jìn)展，2013，32（1）：227-232.

[5]朱華興，葉杏園.熱高壓分離流程在加氫裂化裝置中的應(yīng)用[J]. 煉油工程，1995，25（5）：1-5.

[6]吉宏，孫曉偉.柴油加氫改質(zhì)裝置銨鹽堵塞的原因及對策[J]. 當(dāng)代化工，2010，39（4）：412-415.