【正文】 凈化瓦斯中H2Smg/m3≯40做制氫原料4軍柴柴油采樣點硫含量%≯閃點℃≮67腐蝕合格膠質(zhì)mg/100ml≯85加氫輕餾分油柴油采樣點硫含量%≯閃點℃≮35腐蝕合格2汽油汽油采樣點終餾點℃170177。5生產(chǎn)重整料終餾點℃≯230生產(chǎn)裂解料裝置動力消耗見下表（設計值）序號名稱年耗單位年耗數(shù)量能耗單位能耗系數(shù)數(shù)量*104MJ1循環(huán)水104t1097MJ/t2電104kwh2879MJ/kwh3104t10MJ/t31824燃料氣104tMJ/t41868合計單位能耗：MJ/t VRDS車間工藝流程簡述可以用如下簡化的方塊流程圖對中石化齊魯石化勝利煉油廠VRDS裝置作簡單說明。圖 11正如以上方塊流程圖所示，該工藝可分為如下四個主要部分：（1）反應部分（2）精餾部分（3）補充氫氣壓縮機部分（4）氫提純部分反應部分中包含了大多數(shù)的高壓設備，如下：進料系統(tǒng)：稀釋油和、進料混合并預熱、過濾，然后通過泵使進料達到反應壓力。反應器系統(tǒng)：進料油與氫混合后，加熱，并在催化劑的作用下進行催化加氫反應。高壓反應器產(chǎn)物系統(tǒng)：高壓下分離并冷卻反應產(chǎn)物，并用水脫除循環(huán)氣中的氨。油品則送往低壓器反應產(chǎn)物系統(tǒng)。循環(huán)氣系統(tǒng)：將H2S從循環(huán)氣中脫除，將富氫循環(huán)氣壓縮作為進料氣造反應系統(tǒng)，并作為急冷介質(zhì)送至固定床反應器。低壓反應器產(chǎn)物系統(tǒng)：閃蒸并脫除反應系統(tǒng)生成油中所溶解的氣體／富氫氣送至補充氫壓縮機部分回收。其它油汽作為酸性廢氣出裝置，脫除了汽體的油則送往分餾部分。 生產(chǎn)原理 渣油進料的分子結構渣油的分子大且結構復雜，其分子量約為500—1000。硫、氮、金屬及氧存在于渣油分子的碳原子支鏈或稠環(huán)上。渣油的高沸點餾程部分是含多稠環(huán)的瀝青質(zhì)，其結構極為復雜。瀝青質(zhì)不溶于正庚燒和其它低沸點直鏈碳氫化合物。瀝青質(zhì)的存在與其所含金屬有關，存在于其中的金屬一般是鎳和釩，它們都使催化劑中毒。為了脫除渣油進料是金屬和流，必須在裝有幾種不同類型催化劑的反應器中對其進行加氫處理。這些催化劑為加氫反應提供了反應場所，從而增大了脫硫、脫氮、脫金屬及加氫裂化反應的速度，催化劑是浸清了金屬助劉如鎳、鉆及鉆的多孔銀質(zhì)材料，加氫反應主要發(fā)生在催化劑內(nèi)部．油及氫分子必須通過催化劑孔隙進入內(nèi)部，到達催化反應場所。圖12在VRDS操作中，催化劑會逐漸失去活性并結垢，逐漸喪失促進加氫反應的能力。由于結焦及金屬硫化物產(chǎn)生結垢，從而逐漸阻礙了原料分子進人催化劑內(nèi)部的某些反應場所，為了彌補這一點，必須使反應器升溫，升溫加快了其余反應場所的反應速度，從而使脫硫（HDS）仍保持在所需水平上?！敖Y垢率”指的是為了彌補催化劑活性損失而必須升溫時的速率。其值起始較高，然后漸趨平穩(wěn)，在開工末期時再次升高。開工期間，結焦及金屬結垢的情況決定溫度一時間曲線的形狀。開工初期結垢率較高的情形一直持續(xù)到在催化劑上形成了重油與焦炭的平衡層。與此同時，部分催化場所因進料中的金屬沉積而失活。根據(jù)進料及操作條件，其持續(xù)時間一般為及到4個周。在此期間，為了將因結焦而引起的催化劑結垢水平控制在許可范圍內(nèi)，必須逐漸提高固定床層的溫度。如果升溫速度高于推薦值，就會使催化劑過度結垢，這是由于新鮮催化劑的活性很高，結焦過多所致。隨后，催化劑的活性會因此而下降，同時也會縮短開工周期。在此之后，即使有更多的金屬沉積及結焦形成，催化劑的活性下降也會很慢。為了最大限度地抑制結焦，必須保持高氫分壓。臨近開工末期時，進料中的金屬開始阻塞前面催化劑床層上催化劑的孔隙，因而結垢加速。這就使得未經(jīng)處理的進料與更為靈敏的下游催化劑接觸，從而導致催化劑活性下降得更快。因為加氫反應是在高溫、高壓條件下進行，因此加氫處理單元需要特殊的反應器。VRDS裝置中，冷高分（CHPS）— kg/cm2（g），從開工初期（SOR）到開工末期（EOR），催化劑的平均溫度（CAT）將從390℃升到406℃。主要反應包括加氫脫硫（HDS），加氫脫金屬（HDM），加氫脫氮（HDN），加氫裂化以及芳烴飽和。下面各小節(jié)將分別予以討論。在反應方程式中，字母“R”代表一個高分子量的烴基。而碳原子（C）和氫原子（H）只代表參與反應的一小部分分子。加氫脫硫（HDS）氫氣與含硫化合物反應。生成碳氫化合物和硫化氫（H2S），從而脫除VR進料中的硫。反應的副產(chǎn)品H2S在經(jīng)過一系列的高、低壓分離器后從反應產(chǎn)物中分離出來，只剩下烴類產(chǎn)品。H2S在H2S吸收塔（C－1340和C－1341）內(nèi)基本得以脫除。典型的脫硫反應是將硫醇或噻吩轉化為直鏈或帶側鏈烷烴和H2S。典型的脫硫反應列舉在下面。脫硫反應釋放的熱量約為470kcal／Nm3氫耗。由于脫硫是主要反應，因此所釋放出的熱量在反應器內(nèi)放出的總熱量中占相當大的比例。加氫反應舉例如下：圖13加氫脫氮（HDN）氫氣與氮氣化合物反應，生成氨和烴類，可部分脫除進料油中的氮。氨在經(jīng)過一系列的高、低壓分離器后從反應產(chǎn)物中分離出來，只剩下烴類產(chǎn)品。氨最終在來自冷高分（V－1330和V－1331）的水溶液中得以脫除，典型的加氫脫氮反應包括氫氣與吡啶反應生成烷烴和氨，與喹啉反應生成芳烴和氨，與吡咯反應生成烷烴和氨。脫氮反應產(chǎn)生的熱量約為650 kcal／Nm3氫耗。加氫脫氮反應舉例如下： RCH2CH2CH2NH2+H2 RCH2CH2CH2CH3＋NH3 胺 催化劑 烷烴 氨 烯烴加氫在所發(fā)生的加氫反應中，反應最快的是烯烴加氫。因此，在反應器系統(tǒng)內(nèi)，基本上是所有烯烴很快就達到飽和。這些反應，熱量為1200 kcal／Nm3氫耗。不過，因為渣油中烯烴含量很低，所以烯烴飽和放出的總熱量并不多，如果UFR/VRDS進料中烯烴含量很高（如裂解料），就應注意控制第一床層的溫度。烯烴加氫反應舉例如下： R—CH2 CH＝CH+H2 R—CH2CH2CH3 烯烴 催化劑 烷烴 芳烴飽和進料中的某些芳輕加氫后生成環(huán)烷烴。芳烴飽和反應占總氫耗和總反應熱量的很小但很重要的一部分。反應放熱量在350～750 kcal／Nm3氫耗之間，這取決于飲飽和芳烴的種類。一般來說，壓力越高，溫度越低，芳烴飽和程度就越高。芳烴飽和反應舉例如下：圖 12加氫裂化在有過量氫的情況下，幾乎所有的工藝中都可以發(fā)生大烴類分子轉化為小分子的加氫裂化反應。加氫裂化反應釋放的熱量約為450 kcal／Nm3氫耗，占總反應熱量的大部分。加氫裂化反應舉例如下： H2 + RCH2CH2CH2CH3 CH3CH2CH3＋ RCH3加氫脫金屬（HDM）UFR／VRDS催化劑也能脫除在渣油環(huán)狀結構中的金屬。含金屬的烴分子與氫反應生成金屬硫化物，沉積在催化劑表面上。當這些金屬硫化物覆蓋在催化劑上的活性金屬（鉆、鎳、鑰）催化中心時，催化劑的活性就不斷下降。沉積在催化劑孔的開口附近的金屬硫化物比催化劑顆粒內(nèi)的多，結果是孔徑開度逐漸變小，導致催化劑活性迅速喪失。脫金屬（HDM）催化劑一般比脫硫（HDS）催化劑的孔隙大，以防止孔的開口堵塞。為了獲得所期望的催化劑活性，最好迫使金屬沉積在脫金屬（HDM）催化劑上，以避免反應器第二及第三固定床上的催化劑過早失去活性，這兩個床層上的催化劑孔徑較小，大多數(shù)的加氫脫硫反應也發(fā)生于此。釩大多沉積在催化劑內(nèi)部，孔隙開口附近。而鎳則更為均勻地沉積在催化劑顆粒中。在這個反應中，有機束縛在金屬原子上的氮被說除了；一個氫分子替代了環(huán)狀結構中心的金屬及氫原子。脫殘?zhí)浚℉DMCR）按照定義，殘?zhí)渴窃诓患託涞那闆r下高溫加熱渣油得到的固體殘渣。在這些條件下，瀝青質(zhì)和膠質(zhì)上的側鏈被裂解掉。得到的裂解產(chǎn)品及油中的其它輕分子被汽化了。剩余的多環(huán)芳烴核心部分裂解并與同類小分子聚合，形成類似焦炭的物質(zhì)，這種物質(zhì)被稱之為殘?zhí)浚∕CR）。MCR是一種與ASTM測量值相當?shù)臍執(zhí)恐担ㄅc康拉特遜殘?zhí)贾担┗駽CR相當。在加氫反應器內(nèi)，進料中瀝青質(zhì)和膠質(zhì)的測鏈斷裂生成了小分子并被加氫。脫殘?zhí)康牟襟E如下：（1）飽和多環(huán)芳烴環(huán)。（2）裂解已飽和的芳烴環(huán)。（3）使大分子轉化為小分子，氫氣的存在抑制了生成焦炭的聚合反應，由此得到的產(chǎn)品幾乎不含能夠形成焦炭的大分子，因此產(chǎn)品中的MCR濃度較低。UFR／VRDS裝置的日處理量為 ，進料來自常減壓裝置及罐區(qū)，溫度為150℃。應盡量減少來自罐區(qū)的原料。VR進料去原料緩沖罐（V—1300），流經(jīng)預熱反應器時升壓，在E—1300中與減壓塔二號側線換熱。在E—1301中與減壓分餾塔回流換熱，然后與與來自稀釋緩沖罐（V－1318）的稀釋油混合。VR／稀釋油混合和進料經(jīng)E一1305與減壓分餾塔底油，E一1306與常壓分餾塔底油換熱，并在F—1310／11的對流室中預熱。預熱后的進料經(jīng)過過濾脫除其中的固體顆粒，否則這些自體顆料就會沉積在每列每一臺。固定床反應器催化劑床層的頂部。過濾后的進料去濾后進料緩沖罐（V－1310）。自 V－1310濾后進料一分為二，進入濾后進料泵的入口。來自每臺進料泵的高壓濾后進料分別流向其相應的反應器內(nèi)。反應器系統(tǒng)為并聯(lián)的兩列。，考慮到A、B兩列相同，我們將只討論A列，進料油分為兩路進人每列中：主線在進人反應器進料／HHPS（熱高分）油汽換熱器（E—1320）及反應器進料／反應產(chǎn)物換熱器（E—1310A＆B）之前與預熱過的富氫氣體（循環(huán)氣體+補充氫）混合。副線走旁路經(jīng)反應器進料HHPS蒸汽換熱器及進料／反應產(chǎn)物換熱器，A列中的流量由TIC－1052控制。旁路減少了從進料／反應產(chǎn)物換熱器回收來的熱量，且有助于控制去HHPS（V－1320）（熱高分）的反應產(chǎn)物的溫度。反應器進料氣最初在HHPS（熱高分）油汽總的氣體換熱器（E—1330）管程中加熱。UFR混合進料的氣／油比設計為236Nm3／m3（以VR+稀釋油為基礎）。氣體以規(guī)22550 Nm3／小時的流量進人每臺上流式反應器（UFR）。剩余氣體則用作固定床反應器進料氣。固定床反應器的氣郵比是548 Nm3／m3，氣體流量為55074 Nm3／小時。氣／油也是以VR+稀釋油為基礎計算得出來的，／小時，仍應保持每列總的氣體流量，從而改善反應器流量分布（通過保持進料速度），并有助于控制反應器溫度（通過提供一種降溫手段）。在任何情況下保持氣體流量不變對于最大限度地降低反應器進料加熱爐內(nèi)的結焦也是至關重要的。另外，為了避免破壞UFR內(nèi)的流動狀態(tài)以及可能產(chǎn)生的催化劑損耗，UFR的氣體流量應禁止超過22600 Nm3／小時。 UFR進料／HHPS油汽換熱器UFR進料氣經(jīng)預熱后與進料油混合，在UFR進料／HHPS油汽換熱器（E—1320）中與熱高分（HHPS）油換熱后進一步得到預熱。UFR進料／HHPS油汽換熱器將HHPS油汽冷卻到281—287℃并最大限度地預熱UFP油和氣體的混合進料，減少反應器進料加熱爐（F—1310）的負荷。／反應產(chǎn)物換熱器UFR進料／反應產(chǎn)物換熱器換熱器（E—1310）中與反應產(chǎn)物換熱后進一步得到預熱，進料／反應產(chǎn)物換熱器換熱器有兩方面的作用：一方面，將反應產(chǎn)物冷卻到373－387℃，另一方面，最大限度地預熱UFR進料混合物，從而使反應器進料加熱爐（F—1310）的負荷降到最小。但是通過F－1310產(chǎn)生的ΔT應一直保持在25℃或更高一些，以便于在緊急狀態(tài)下熱量可以從反應系統(tǒng)快速釋放出來。設定送入E—1310A＆B進行預熱的進料油總量，使其能夠保持HHPS（熱高分）的溫度。／反應產(chǎn)物換熱器固定床反應器補充進料氣在進料氣／反應產(chǎn)物換熱器（E—1312）中通過與反應產(chǎn)物換熱后進一步得到預熱。換熱器E－1312的作用是將反應產(chǎn)物冷卻到371℃并且加熱固定床反應器進料氣，它有助于調(diào)節(jié)固定床反應器的入口溫度及熱高分（HHPS）的溫度，還能降低E—1310Aamp。B所需的制冷量，因此，不需要因流量提高而改動現(xiàn)有的換熱器?；旌线M料從進料／反應產(chǎn)物換熱器出來后，在反應器進料加熱爐（F－1310）中完成最后階段的加熱，通過控制加熱爐火焰大小論到所需的UFR入口溫度（開工初期為380℃，開工未期為390℃），在F—1310出口上的TIC—221控制著加熱爐燃料氣的流量，另外，每個爐膛內(nèi)各個溫度指示器監(jiān)視著輻射室的爐管表面溫度。（UFR）在每列反應器中，UFR是有三個催化劑床層的上流式反應器，其主要的工藝目的是在穩(wěn)定狀態(tài)下操作UFR，大幅度地降低進料中的金屬含量，以防止固定床層反應器內(nèi)催化劑過早失活，UFR的操作目的是維護恒定的氣體出口流量，并且使反應器入口溫度保持在380一390℃范圍內(nèi)（開工初期為 380℃，開工末期為 390℃）。因此，UFR的工藝條件不隨原料性質(zhì)的變化而調(diào)整。加熱后的UFR進料（油氫混合物）進人反應器底部，向上流動通過球形催化劑顆粒填充床層。因為是上流方向，所以UFR催化劑床層輕微懸浮。氣油混和進料進入反應器后，折流錐體削弱了進料的動量。進料流經(jīng)升氣管盤，均勻地穿過反應器床層。進料油則通過催化劑床展。每臺UFR有三個催化劑床層。層間內(nèi)構件的作用是混合油氣并使反應物質(zhì)均勻分布。每列中活性UFR催化劑的總量約為186m3，則在設計流量下，以VR為基礎。當進料流量，類型或者W產(chǎn)品規(guī)格要求發(fā)生變化時，我們建議不要為了控制UFR催化劑的活性而將催化劑的平均溫度（CAT）調(diào)整到390～400℃范圍以外，UFR與固定床層反應器不同，其溫度不應隨工藝條件，如進料類型（金屬總含量）或進料流量的變化而變化。只有在開工初期的操作中，UFR的溫度可以較大范圍內(nèi)變