馏分油加氢处理.doc

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1、馏分油加氢处理加氢处理工艺的目的在于在高温高压和催化剂存在下用氢气处理原料，从馏分燃料石脑油，煤油和柴油中脱出硫和氮等杂质。最近几年，加氢处理已扩展到常压渣油，以减少渣油的硫和金属含量，生产低硫燃料油。加氢处理的操作条件依赖于原料类型和处理产品希望的脱硫水平。原料类型包括：石脑油、煤油、瓦斯油、常压渣油、拔顶油。需要脱出的杂质通常是：硫、氮、氧、烯烃、金属。加氢处理涉及的基本反应概括于图2-1脱硫甲基噻吩 正戊烷 戊硫醇 正戊烷 二丙基二硫脱氮 甲基吡咯 正戊烷 喹啉 加氢饱和加氢脱氧 图2-1 基本反应硫含硫化合物主要是硫醇、硫化物、二氧化硫、多硫化物和噻吩类。噻吩比大多数其它类型硫更难于脱

2、出。氮氮化物严重抑制催化剂的酸性功能。它们通过与氢气反应转化为氨。氧溶解的或以酚或过氧化物等化合物形式存在的氧与氢气反应后以水的形式脱除。烯烃烯烃在高温下能引起催化剂上或加热炉中焦炭沉积物的形成。他们易于转化为稳定的烷烃。这样的反应是强放热反应。来自原油蒸油装置的直馏原料通常不含烯烃。然而，如果原料有大量烯烃，加氢反应器内要使用急冷液体来控制反应器出口温度在设计操作范围内。金属石脑油原料中含有的金属是砷、铅、很少量的铜和镍。他们能对重整催化剂造成永久性破坏。减压瓦斯油和渣油原料可能含有大量的矾和镍。在加氢处理过程中，含有这些金属的化合物分解，金属沉积到加氢催化剂上。操作参数加氢脱硫（HDS）反

3、应的基本操作参数是温度、反应器总压、氢分压（PPH2）、氢气循环比和空速（VVH）。温度提高反应温度对加氢反应是有利的，但同时高温引起结焦反应，降低催化剂的活性，脱硫反应是放热反应，反应热大约为22-30Btu/mol氢。必须找到反应速率和催化剂总寿命之间的一个折中温度。根据进料的性质，操作温度（开工初期/开工末期）大约为625-698。在运转过程中，逐渐升高催化剂温度以补偿由于焦炭沉积造成的催化剂活性下降，直到达到加氢脱硫催化剂限制温度。这时催化剂必须再生或卸出。压力氢分压增加能增加加氢脱硫速率，减轻焦炭在催化剂上的沉积，因而减轻催化剂的失活速率，增加催化剂的寿命。很多不稳定的化合物也转化为

4、稳定的化合物。在较高压力下操作，因为反应器中氢分压较高增加了加氢脱硫速率，对于一定的加氢脱硫任务，只需要较少量的催化剂。在一个操作单元内，较高压力操作能在维持一定脱硫速率的同时增加原料的通过量。空速液时空速（LHSV）定义为：LHSV=进料的小时速率/催化剂体积VVH降低对加氢脱硫反应是有利的。脱硫速率是（PPH2/VVH）或反应器内氢分压与液时空速比的函数。在一定的脱硫速率下（恒定温度下），PPH2/VVH比值是固定的。固定总反应器压力就自动固定分压和所需求气体循环比。一般情况下，反应器总压可以利用氢气压力固定，调节氢气分压和其它变量的如VVH，直到这些变量处于可以接受的范围之内。循环比在加

5、氢脱硫（HDS）过程中，在高压分离器中分离出来的氢气通过循环压缩机和加热炉循环到反应器。这股物流与在原料加热炉中加热的新鲜进料混合。循环比是1atm，15下氢气的体积与15下新鲜液体原料体积的比。补充氢当循环氢能够保证反应器内所需要的氢分压的时候，需要补充氢来代替在加氢脱硫反应中所消耗的氢气。液相溶解和为调节装置压力进行吹扫及维持循环气体纯度造成了氢气损失。吹扫比吹扫比是吹扫气中氢气体积与补充气氢气体积的比值。需要吹扫来防止在循环气中累积惰性气体和轻烃。吹扫量直接影响循环气中氢气的纯度。对于重质，高硫原料，为了维持循环氢纯度，需要吹扫比相当高。使用的吹扫比见表2-1。表2-1 加氢脱硫工艺的吹

6、扫要求工艺吹扫氢/补充氢石脑油加氢脱硫10%煤油加氢脱硫15%柴油加氢脱硫20%减压瓦斯油加氢脱硫30%催化剂催化剂有两部分构成，催化剂载体和活性组分。载体由具有高空隙度并能承受温度，压力加氢脱硫反应器的环境。加氢脱硫催化剂使用载体是球型或条状的氧化铝。活性元素（成分）是以氧化物形式负载在载体上的金属。应用前，要对催化剂进行硫化以缓和其活性。加氢脱硫使用的主要催化剂如下：1. 钴催化剂（氧化铝载钼）是加氢脱硫最基本催化剂。2. 镍催化剂（氧化铝载钼）专门用于脱氮。3. 钴催化剂（中性载体载钼和其它金属）。中性载体防止烯烃聚合。这类催化剂同其它催化剂联用，用于含烯烃原料。石脑油加氢脱硫工艺加氢脱

7、硫的石脑油适用于后续处理；催化重整以提高辛烷值或蒸汽重整用于制氢。在第一种情况下，就称之为预处理。该工艺在催化剂存在和适宜的操作条件下用氢气处理原料，除去原料中的杂质（见图2-2）。石脑油原料通过进料泵进入装置，与来自催化重整或氢气装置的氢气混合。原料/氢气混合物通过与E-101中的反应器流出物和加热炉H-101换热从而被加热。然后，加热后的原料/氢气混合物从顶部进入脱硫反应器V-101。脱硫反应在反应器中的CO-MO/Al2O3催化剂上进行。由于原料中硫与氢气在催化剂 存在下反应，反应器流出物包括脱硫后的石脑油，过量氢气，和原料与氢气反应生成的H2S，轻馏分。反应器流出物在进入高压分离器V-

8、102之前。通过原料/流出物换热器E-101，空冷器和密封面冷却器E-103进行冷却和部分冷凝。气相和液相在高压分离器中进行分离。气相含有H2S，脱硫反应生成的轻烃和过量氢气经过清洗并送到装置界区外。来自V-102的液体进入气提塔V-103之前通过与热交换器E-105的气提塔底油热交换而预热，同时溶解在HP分离塔液体中H2和H2S作为塔顶产品而脱除。来自V-103的上部粗产品通过热交换器E-104部分冷凝，含有部分分离出来冷凝气相中，该气相送到胺单元回收H2S。液体通过泵103回流到塔V103。塔底再沸采用点燃式加热炉H102。循环由P102提供。气提塔低产品通过在E105与进入的原料进行热交

9、换而冷却，然后在E106中冷却到100，送到装置界区外。石脑油加氢脱硫装置为催化装置制备原料的操作条件见表2-2。相应的原料和产品性质，产率及消耗见表2-3到2-5。表2-2石脑油加氢脱硫操作条件操作参数单位反应器入口温度初始温度608终止温度698反应器总压psia303反应器出口氢分压psia160液时空速（LHSV）h-14.00氢耗scf/bbl45催化剂：CO-MO/Al2O3典型组成与性质：CO=2.2%，MO=12.0%表面积=225m2/gm孔体积=0.45cm2/gm压碎温度=30kg表 2-3 石脑油加氢脱硫原料和产品性质质量单位硫比重0.734实沸点蒸馏初馏点19410%

10、20330%22150%23970%25790%275终馏点284烃类型烷烃VOL %69环烷烃VOL %20芳香烃VOL %11总硫Wt %0.015硫醇硫Wt %0.008总氮ppmw1分子重111产品硫含量ppmw0.5表24 石脑油收率收率，重量分数原料1.0000石脑油0.0080氢气1.0080总原料产品0.0012酸性气0.0110富氢气体0.0058液化石油气0.9900氢处理石脑油1.0080总产品表2-5石脑油加氢脱硫装置公用工程原料消耗公用工程单位数值燃料气mmBtu0.4330蒸汽mmBtu0.3680电KWhr10.0000冷却水mig1.0600蒸馏水mig0.00

11、25煤油加氢处理煤油加氢脱硫的目的在于改善原料煤油馏分的质量，生产出适用于作为煤油或喷气燃料销售的标准产品。原料煤油馏分中的硫和硫醇来自原油蒸馏装置，它们能引起飞机发动机和燃料装卸和储存设备的腐蚀问题。来自某些原油的煤油中的氮能引起产品稳定性问题。对于航空涡轮燃料（ATF），加氢煤油ASTM蒸馏，闪点，冰点必须严格控制，满足严格的产品规格。这一过程通过在一系列塔中蒸馏脱出气体，轻烃和重煤油馏分而实现。通过在催化剂存在下用氢气处理，煤油得到改质，而硫和氮转化为硫化氢和氨。 由于产品标准十分严格，ATF 产品只能是直馏煤油或加氢处理的调和组分。ATF另一个重要的性质是其烟点，它是煤油馏分中芳烃的函

12、数。煤油芳烃含量越高，其烟点越低，不能满足ATF标准。煤油烟点取决于加氢处理的程度，将芳烃饱和成为相应的环烷烃烟点可以得到改善（见图2-3）。来自储罐的煤油原料经过进料泵P-101打入，在E-103中预热，然后在加热炉H-101中加热。从H-101中出来，与来自压缩机C-101的循环氢混合，然后在E-102中换热，在加热炉H-101中加热。接着，加热后的煤油原料和氢气流过装有Co-Mo或Mo-Ni催化剂的反应器V-101。在反应器中发生加氢脱硫和加氢脱氮反应。这些反应都是放热反应，反应器流出物在换热器E-102、E-103、E-104中与煤油和氢气进行换热而得到冷却，然后在空气冷却器中冷却，最

13、后在高压分离罐V-102中，140下闪蒸。来自分离器的富氢气体经离心压缩机C-101压缩后循环回到反应段。循环氢在换热器E-102中预热，在加热炉H-102中进一步加热，与原料烃一起进入反应器V-101。来自分离罐的液体烃降压后进入闪蒸罐V-104。闪蒸出来的气体送到胺处理装置，除去H2S，再送到炼厂燃料系统。来自闪蒸罐的液体送到稳定塔V-105。稳定塔顶蒸气在空冷器E-106中部分冷却，然后流到收集罐V-106中。部分收集的液体石脑油作为回流返回到稳定塔，余下的作为石脑油抽出。 稳定塔产品送到分馏塔V-107中，塔顶得到闪蒸石脑油馏分。轻煤油基础料作为侧线从分馏塔中抽出，通过煤油侧线气提塔V

14、-108调整其闪点，然后在E-111和E-112中冷却，送到储罐。稳定塔底用加热炉H-103重沸。 来自分馏塔底的物料流到切割塔V-110，航空煤油作为塔顶产品抽出。在最后航空煤油产品送到储罐之前加入抗氧剂。切割塔V-110用受迫循环型重沸器加热，热量由H-106加热炉提供。塔底产品通过空气冷却器E-114和水冷器E-115作为重煤油进入储罐，用作柴油的调和料或作为各种燃料油的调和料。 煤油加氢处理装置的操作条件列在表2-6中。相应的原料与产品性质、收率和消耗见表2-7到表2-10。表2-6煤油加氢脱硫操作条件操作参数单位温度（WABT）初始温度600终止温度698反应器温差30反应器压差ps

15、i35反应器总压力psig1350氢分压Psia1105循环比scf/bbl3072氢耗scf/bbl555脱硫率w%99.6脱氮率w%98.0分离罐压力psig1240温度140循环气体压缩机吸入压psig1200进料压psig1390进料温度161表2-7煤油加氢脱硫装置原料与产品性质特性原料石脑油稳定塔底高闪点石脑油轻煤油常压煤油重煤油苯胺点0F143151.4156.5比重指数46.4458.8945.456.0247.9344.8241.17密度0.79520.74320.79990.75640.78860.80250.8195芳香烃v %2210.312.318.219.119.9

16、浊点 0F2银片腐蚀00恩氏蒸馏0F初馏点1921243182563223844525 v %30617834426433839646410324202354268342400472203462323682723464044783036225638627625040648450396292424280362412500704403164682863824225189050434852029641844054495526360536302436448556终馏点556394562326470470576闪点0F138140184226冰点-59-54倾点0F0烟点mm2425272625硫 pp

17、MW45001900176.433.641.1动力学粘度，1220F1.11.310.660.991.322.2表2-8煤油加氢脱硫装置总产率物 质质量百分率原料煤油1.0000H20.0137总原料1.0137产品加氢精制来的气体0.0109高压气体0.0060酸性气体0.0018石脑油0.1568常压煤油0.7582重煤油0.0800总产率1.0137表2-9煤油加氢脱硫装置每吨原料的公用工程消耗公用工程单位消耗燃料mmBtu1.7电kWhr15蒸汽mmBtu0.03冷却水MIG0.48蒸馏水MIG0.0034表2-10两用柴油的典型标准总酸量mg KOH/gm最大0.015ASTM D3

18、242苯胺比重产品最小4800ASTM D611或净特殊能J/gm最小42800ASTM D240芳烃VOL%最大22ASTM D1319赛波特颜色最小25ASTM D156铜片腐蚀2小时100最大NO.1ASTM D130银片腐蚀4小时 50最大NO.1IP 227密度，15kg/L最小0.775最大0.83蒸馏ASTM D 86初馏点最小14510最大20595最大275 干点最大300闪点最小40IP 170冰点最大-47ASTM D 2386氢含量Wt%最小13.8ASTM 3227硫醇硫Wt%最大0.003ASTM D 1840萘VOL%最大3ASTM 1319烯烃VOL%最大5IP

19、 27烟点mm最小23ASTM 1266硫Wt%最大0.04ASTM D 3241热稳定性滤压差mmHg最大25管沉积率，可见最大3动力学粘度 -20Cst最大8ASTM D 445水反应ASTM 1094界面率最大1b分离率最大2瓦斯油加氢脱硫瓦斯油加氢脱硫的目的是减少瓦斯油中硫和其他杂质（如氮）。进入装置中的原料可以是来自原油蒸馏装置的直馏柴油馏分，或是二次加工装置例如催化裂化装置（轻循环油）、或来自延迟焦化装置。从二次加工装置出来的原料中必定含有大量烯烃，必须在柴油加氢处理装置中将烯烃转化为饱和烃，以提高这些产品的储存稳定性。产品质量的提高主要与硫含量和积碳有关。例如，来自中东原油的粗柴

20、油中硫含量大约为12 。由于对大气污染的重视，市场销售的柴油中硫含量的允许值迅速下降。几年前，1 的硫含量还被允许，但由于世界范围的柴油车的大量增加，污染水平已经呈指数上升。为了控制不断增加的大气污染，在大多数发达国家硫标准已经降低到0.005wt%或者更低。含硫量的降低通常是受汽车和发动机制造商瞄准低尾气排放目标的推动。在图2-4中，进料泵P-101把柴油原料油抽送到流出物和原料的热交换器E-103和E-101中，然后原料加到热循环氢中，再进入装有加氢脱硫催化剂(Co-Mo或Ni-Mo/氧化铝型)的反应器V-101中。从压缩排气机C-101出来的循环气进入流出物和原料热交换器E-102中加热

21、，再进入加热炉H-101，然后与烃原料混合进入加氢脱硫反应器V-101。在反应器中，发生加氢脱硫反应。在反应过程中，连接在碳氢化合物分子上的硫和氮被分离，转变为硫化物和氨。加氢脱硫反应是放热反应，需要加入急冷氢来限制反应器温度升高。反应产物在油/料热交换器E-101到E-104中冷却，再进入空气冷却器E-105中，然后进入高压分离罐V-102中。冷凝物在空气冷却器E-105之前加到反应器流出物中，以溶解并除掉铵盐。这些铵盐是由于原料中氮的存在和氨与H2S反应产生的，会造成管路堵塞。铵盐溶液从高压分离罐中分离出来的，被输送到废水回收系统。来自高压分离器的富氢气体，主要是氢气和一些硫化氢，进入H2

22、S吸收塔V-107，H2S用循环的二乙醇胺（DEA）溶解吸收。不含H2S的气体与来自氢气装置的补充氢气混合，补充氢和循环氢通过离心压缩机C-101压缩到反应器压力,循环回到加氢脱硫反应器中。部分循环气被用作反应器的床层间冷却剂，剩余的氢气依次通过流出物/氢气换热器E-102和加热炉H-101，然后加入到原料烃中进入反应器V-101。从分离器V-102出来的液态烃被减压送到闪蒸罐V-103中，闪蒸气体送去脱H2S，之后进入炼厂燃料系统， V-103的底部液体在反应器流出物热交换器E-104中预热后送入稳定塔V-104中。稳定塔V-104分离出在反应器中加氢脱硫产生的气体、轻尾烃和石脑油。稳定塔顶

23、蒸汽在空气冷却器E-109中冷却后，进入塔顶收集罐V-105中。未稳定的石脑油液体作为稳定塔的回流，其余的作为石脑油产品泵出。使用中压蒸汽为稳定器供热，这些稳定塔底是脱硫柴油产品，这些液体进入换热器E-110和E-111，冷却后进入储油罐。超低硫柴油超低硫柴油的产品（500ppm）需要较高苛刻度的操作条件。原料性质、装置运行参数和催化剂活性的少量变化都会显著影响所需要的操作条件、催化剂失活和生产周期。对深度加氢脱硫反应，最重要的是催化剂和液体之间有良好的接触效率。气体和液体在在催化剂床层上部的全部横截面上均匀分布是非常重要的。催化床密实装填有利于确保催化剂装填均匀，将在催化剂装填密度较低的区域

24、的发生沟流的危险降到最低。催化剂敲击装载在运行开始时压降比较大，但是在整个运行周期中相对稳定。循环氢中硫氢气抑制催化剂脱硫活性。5的H2S会使催化剂失去25-30的活性。对深度加氢脱硫反应，洗掉循环的H2S是很有必要的。原料性质严重影响脱硫程度。中间馏分油的大部分硫是以烷基苯并噻吩和二苯并噻吩的形式存在的。这些化合物在对加氢脱硫的反应性上有很大不同。在直馏瓦斯油中，硫的含量在全馏程上逐渐增加，最高值出现在6620F，随后出现下降。原料蒸馏对颜色上的影响是很明显的，有色体集中在馏程的末端，如果原料油的干点稍微降低, 颜色就能得到非常明显的改善。同样，由于反应温度较高，产品的颜色也随反应时间增加而

25、增加。 瓦斯油加氢脱硫的操作条件见表2-11。相应的原料和产品性质、装置产率、消耗和柴油规格见表2-12和2-15。表2-11瓦斯油加氢脱硫操作参数操作参数单位反应器入口温度645反应器温差55反应器入口压力psig2280氢气分压psig1728反应器压降psig34.5LHSVh-11.42氢油比scf/bbl4575循环气/原料比scf/bbl5065急冷气/原料比scf/bbl971化学氢耗scf/bbl422.3脱硫率98.9脱氮率73.9表2-12 瓦斯油加氢脱硫原料和产品性质性质单位原料石脑油轻柴油重柴油密度600.89670.77160.85970.8702苯胺点1561501

26、96ASTM D-86,初馏点450984446151057517252066030645234566690506852845947259079538665280595810410666815干点825456692835硫ppmw229003000931158氮ppmw800196450表2-13瓦斯油加氢脱硫装置产率物流质量分数原料柴油1氢0.0071总量1.0071产品废气0.003 酸性气体0.0236 裂化石脑油0.0109轻柴油0.4372重柴油0.5324总产品1.0071表2-14 每吨原料的消耗消耗种类单位消耗燃料气mmBtu0.24蒸汽mmBtu0.11电量kWhr6.25冷

27、却水mig0.35表2-15 典型汽车用柴油规格规格单位测试方法酸值，强mg KOHMAXNILASTM D 974总酸值MAX0.1残炭，10蒸馏碳残余量Wt%MAX0.2ASTM D 482十六烷值指数MIN50ASTM D 976冷流性质浊点MAX-5ASTM D 2500CFPPMAX-15IP 309颜色，ASTMMAX1.5ASTM D 1500铜片腐蚀，3小时，100MAXNO 1ASTM D 130密度，15Kg/LMIN0.836ASTM D 1298MAX0.865蒸馏10%MAX240ASTM D 8650%MIN24085%MAX35097%MAX370回收率VOL%M

28、IN96闪点MIN66ASTM D 93硫含量Wt%MAX0.05ASTM D 1552动力学粘度37.8CstMIN2.5ASTM D 445MAX5水份和沉积物VOL%MAX0.01ASTM D 2709常压渣油脱硫原油蒸馏装置生产的渣油具有较高量的硫和金属（镍、钒、等）含量。大部分中东原油的常压渣油硫含量为45的。常压渣油脱硫（ARDS）装置（见图2-5）的目的是将硫含量减少到0.5wt%以下，以使后续装置产品满足标准要求。另外，在这一过程中，原料中的大部分金属被除去。脱硫后的常压渣油可用作调合低硫燃烧油的一种调合组分或其它加工装置的原料；例如，延迟焦化装置。工艺在原油蒸馏装置中，在常压

29、渣油脱硫装置前，原油通过一个两段式脱盐单元进行处理，使常压渣油脱硫装置原料中的盐和沉积物减少到一个非常低的水平，（小于3ppm,以钠表示）。这对减少常压渣油脱硫反应器内的催化剂床层积垢和催化剂失活是必须的。冷的渣油原料与常压渣油脱硫产品换热到450，然后在反洗式原料过滤器过滤。过滤器从原料中除去大于25微米的所有颗粒。过滤后的渣油在缓冲罐中滞留大约10分钟，并由燃烧气保护，防止原料被空气污染。原料首先通过与高压热分离器的热气体换热，然后在加热炉H-101而预热。在加热炉入口处一定量的冷凝水被加入原料中以增加催化剂的活性和稳定性。水也能防止位于反应器后面的反应器流出物热交换器中固体铵盐的沉积。加

30、热炉的出口温度大约在650。加热炉的出口温度保持在700以下是为了防止加热炉管内结焦。补偿氢和循环气通过高压温分离器，高压热分离器和循环气体加热器H-102内进行换热。热循环气与加热后的渣油在保护反应器R-102前混合。保护反应器是在这一单元中的第一个反应器，催化剂装量为催化剂总量的8%左右。保护反应器的功能是从原料中除去钠和其他污染物质，以减少主反应器内的堵塞。用冷的循环气体急冷离开保护器的反应物。急冷后的混合物进入第一个主反应器，保护反应器内的催化剂与第一主反应器内的催化剂相同。在这一反应单元中共有三个主反应器，这些反应器是相同尺寸而且仅装有同一种催化剂，物料向下流通过反应器，因为脱硫是一

31、个放热反应。为了控制反应器的入口温度，在反应器之间加入冷的循环气，在每一个反应器内都装有计量管和液体分布盘。另外，在每一个反应器的上部都装有按尺度梯度分布的催化剂层。上面的2英尺床层装直径为1/4英寸的催化剂。接下来是2英尺床层装直径为1/8英寸的催化剂，而主催化剂床层装1/20英寸的催化剂。在床层的上部分级装填催化剂可使床层压降不致过高。高压分离器最后一个反应器的流出液进入高压分离器V105，在高压热分离器内脱硫后的液态产品和循环气分离。从高压热分离器出来的蒸汽与循环气进行热交换，冷却到500。冷却后，部分冷凝的高压热分离器蒸汽进入到高压温分离器V-106，这样可以除去夹在高压热分离器蒸汽中

32、的沥青。如果不除去沥青，水和冷凝油能在高压罐中形成一种水包油型的乳状液。高压温分离器操作温度是500，在水的露点以上30是正常的。来自高压温分离器的液体与来自高压热分离器的液体混合降压。分离器的蒸汽先通过与循环气进行热交换，再通过空气冷却器E-106，最后通过水冷却器E-107，冷却到105，部分冷凝的来自高压加温分离器的蒸汽在105时进入高压冷却分离器V-107，液体和循环气的最终分离就是在高压冷却分离器中进行的。冷凝水也在高压冷却分离器中除去，水和油也在此分离。两股物流都送去低压冷却分离器。在高压冷却分离器中分离油和水，以防止水油型混合物在通过管线上的减压阀时发生乳化，并进入低压冷却分离器

33、。低压分馏器与换热器来自高压的热和温分离器的液体在降压之后送入低压热分离器V-108，闪蒸的混合物在该罐中分离。来自低压热分离器的液相直接流入分馏塔原料加热器H-103。来自低压热分离器的闪蒸气在E-110中换热而部分冷凝，并流入低压冷分离器V-109中。进入低压冷分离器V-109的原料由分离出的油和来自高压冷分离器V-107的水组成。低压冷分离器的废气被送进烃回收系统。低压冷分离器的水被送进酸水汽提单元。来自低压冷分离器的烃液体在低压热分离器蒸汽冷凝器E-110中加热，之后流入分馏塔的分馏段中。硫化氢的去除来自高压冷分离器的气相流过循环气过滤器，除去夹带的油分和垢，以防止在胺系统中起泡。接着

34、流入H2S气体洗涤塔V-110，在那里与贫胺溶液接触，而富胺溶液返回胺再生单元。循环气体压缩器经洗涤过的循环气被送入由蒸汽驱动的循环气体压缩机C-101，被压缩的循环气体与补充的氢气混合，并且分成两股。一股气流通过与高压温分离器和热分离器的废气进行换热，在循环气体预加热器中被加热，并最后进入循环气体加热炉H-102中；另一股用于急冷进入下一个反应器之前的每一个反应器的流出物。工艺用水在常压渣油脱硫装置中，工程用水有三种用途：用于增加催化剂的活性和防止固体物在反应器流出物冷却器中沉积；用于循环气在胺洗之前后的水洗；用于增加催化剂活性的水在进料加热器前被加到渣油中，被称为注射水。存在惰性气体柜中的

35、脱气的冷凝物也是用于此目的。分馏段分馏段的功能是将来自热低压分离器和冷低压分离器的已脱硫液体分离成以下产品：1塔顶的富氢气体，在气体处理单元加工；2稳定后的石脑油，在石脑油加氢处理单元加工；3ASTM干点为735的的侧线蒸馏产品；4680以上塔底产品；该分馏塔有26层塔板，被加热的残渣油物料在第6层进入分馏塔。来自低压冷却分离器少量馏分油从第10层进入分馏塔。汽提蒸汽在塔底塔板下面引入，用于从分馏塔塔底汽提出沸点低于680的物料。催化剂残渣油脱硫的催化剂是负载在高纯氧化铝载体上的Co,Mo和Ni氧化物。用于脱金属（HDM）和减少康氏残炭的催化剂比应用于脱硫（HDS）的有较高的孔容，用于残渣油的

36、催化剂的性质见表2-16。表2-16常压渣油脱硫催化剂的性质性质加氢脱金属法加氢脱硫法组成CoO，Wt%3MoO31214NiO32.5基质Al2O3Al2O3比表面积，m2/gram115200孔容，cm3/gram0.90.5堆积密度，gm/cc0.510.67催化剂被制成直径为1/4、1/8、1/20英寸的条，较大尺寸的催化剂被填装在反应器的上部以捕捉金属垢和其他污质，而反应器较低部分填装尺寸较小的催化剂。在常压渣油脱硫过程中，催化剂的高失活率是由于金属和碳沉积造成的，可以使用不同的催化剂，每一种起着专门的，互补性的作用。在保护反应器中的催化剂起着除去含在原料中绝大部分金属的作用。应用具

37、有较大孔容的脱金属催化剂能显著地将胶质和沥青质转化，大部分金属能吸附在催化剂上。在实际操作中，这类催化剂可以在它们完全失活之前可吸附达自身重50%的金属。在主反应器中的催化剂的主要功能是加氢脱硫和加氢脱氮。在运行末期，它们可能已吸附金属达自身重的8-9%。常压渣油脱硫装置的操作条件列于表2-17中，相应的原料和产品性质、装置产率和消耗列于表2-18至表2-20中。 表2-17常压渣油脱硫单元的操作条件操作参数单位反应器入口温度681反应器出口温度716催化剂床层加权平均温度700第一反应器入口压力psig1880H2入口分压psig1475高压热分离器压力psig1812高压热分离器温度716

38、高压保温分离器压力psig1785高压保温分离器温度500高压冷分离器压力psig1735高压冷分离器温度105低压热分离器压力psig340低压热分离器温度701低压冷分离器压力psig325低压冷分离器温度105循环气流率scf/bbl5060H2化学消耗量scf/bbl460补充H2scf/bbl771吹扫比率，吹扫量/补充量Wt%45蒸汽塔闪蒸区温度694过闪蒸vol%0.6塔顶压力psig21油气/残渣油切割点695表2-18常压渣油单元进料和产品性质性质单位ATM残渣油进料汽油馏分柴油残油实沸点切割点680C5-320320-680680+终点345溴值MAX2辛烷值，研究法62辛

39、烷值，马达法60色度，最大ASTM1API比重13.232.5硫比重0.9780.937康氏残炭%Wt126.5沥青质%Wt3.9镍ppmw20.1钒ppmw678钠ppmw20硫%Wt4.20.010.050.5氮%Wt0.2450.020.13粘度，210Cst60粘度，122Cst770275十六烷指数45倾点0表2-19常压残渣油脱硫单元收率进料常压残渣油1.0000氢气0.0160总输入1.0160产品酸性气体0.0380废气0.0200石脑油0.0170柴油0.1860680+燃料油0.7550总产量1.0160注释：所有收率是以质量分率表示表2-20常压渣油脱硫装置的每吨进料消耗

40、量消耗类别单位燃料mmBtu0.3000电力KWhr17.0000蒸汽mmBtu0.2200蒸馏水MIG*0.0240冷却水MIG*0.6500*MIG=千英国加仑运行期间催化剂的更换渣油脱硫装置的投建和运行费用昂贵，因为与馏分油脱硫装置相比，操作条件苛刻，催化剂消耗量大。所以，经济因素要求优化开工参数和运行周期，使运行装置加工量最大化和提高渣油转化为馏分油的转化率，同时使燃料油产量达到最小。达到这些目的的主要困难是原料的高金属含量（主要是镍和钒），它们很快使保护器中的催化剂失活，从而导致短的运行周期和限制了单元操作的加工程度。为了评价物料中高金属含量带来的影响，考察了加工680以上的中东常压渣油40兆桶的脱硫装置。原料性质如下：API=13.5 硫=4.2Wt%金属：Ni=58ppmw V=18ppmw假设运行周期为12个月，装置运行因数0.98%，脱硫后渣油金属含量为15ppmw，结果显示了在运行期间，进料金属含量将达到约170吨，其中大约140吨将沉积在催化剂上，假设液体体积空速LHSV为0.29 h-1，这几乎占全部新鲜催化剂重量