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加氢硫化氢脱硫塔的工作原理
加氢硫化氢脱硫塔的工作原理是利用加氢和氧化还原反应将硫化氢转化为硫和水。
在脱硫塔中，氢气和硫化氢在催化剂的作用下发生加氢反应，将硫化氢转化为硫和水。
同时，氧化还原反应将硫化物氧化为硫和水，从而实现脱硫的目的。
具体来说，加氢硫化氢脱硫塔的工作原理可以分为以下几个步骤：
1. 预处理：将原料气中的杂质去除，如水、烃类化合物等，以避免对催化剂造成影响。
2. 加氢反应：在催化剂的作用下，氢气和硫化氢发生加氢反应，将硫化氢转化为硫和水。
这个反应是放热反应，需要控制温度以避免过热。
3. 氧化还原反应：在催化剂的作用下，硫化物被氧化为硫和水，从而实现脱硫的目的。
这个反应也是放热反应，需要控制温度以避免过热。
4. 产品气处理：将脱硫后的气体进行进一步处理，如去除剩余的氢气、硫等杂质，得到纯净的天然气。
加氢硫化氢脱硫塔的优点包括高脱硫率、低能耗、环保等。
但是，它也存在着一些缺点，如需要使用高纯度的氢气、催化剂易失活等。
因此，在实际应用中需要根据具体情况选择适合的脱硫技术。
加氢裂化工艺流程介绍加氢裂化是石油乙烯生产的关键工艺，其流程是将石油馏分通过加氢反应和裂化反应，生产出石油乙烯。
本文将介绍加氢裂化的工艺流程和主要设备，希望对读者有所帮助。
1. 加氢裂化工艺概述加氢裂化是一种炼油工艺，通过在高温和高压下将石油馏分进行加氢反应和裂化反应，生成乙烷、丙烷和石油乙烯等烃类产品。
加氢裂化工艺主要包括前处理、裂化反应和产品分离净化等环节。
工艺流程较为复杂，但对于石油乙烯的生产至关重要。
加氢裂化工艺流程通常包括下列几个主要步骤：(1) 前处理：石油馏分经过预热后，先经过脱硫反应器，在脱硫反应器中去除硫化氢等有毒物质。
然后经过再次预热，进入催化剂床，去除烯烃和芳烃等不稳定化合物。
(2) 加氢反应：在经过前处理的石油馏分中，通过加氢反应将烯烃和芳烃等不饱和化合物进行饱和处理。
加氢反应通常在高压条件下进行，常见的催化剂有镍、钼和钨等金属。
(3) 裂化反应：加氢后的石油馏分进入裂化反应器进行裂化反应，将分子较大的烃类化合物裂解成更小的分子。
裂化反应通常在高温高压下进行，裂化催化剂一般为酸性物质，如氯化铝等。
(4) 产品分离净化：裂化后的产物进入分离净化系统，经过减压冷却后进入分馏塔，将乙烷、丙烷和石油乙烯等产物进行分离，然后进行净化处理，得到符合工艺要求的产品。
加氢裂化工艺包含多种设备，下面将介绍加氢反应器、裂化反应器和分离净化系统等主要设备。
(1) 加氢反应器：加氢反应器是加氢裂化工艺中的关键设备之一，其作用是通过加氢反应将石油馏分中的不饱和化合物进行加氢饱和处理。
加氢反应器通常采用固定床反应器或流化床反应器，具有高压高温的操作条件。
(3) 分离净化系统：分离净化系统是加氢裂化工艺中的最后一个环节，其作用是将裂化产物进行分离和净化处理，得到符合工艺要求的产品。
分离净化系统通常包括减压冷却装置、分离塔、回流泵和净化装置等设备。
加氢裂化工艺具有高效、经济、环保等优点，但也存在一些不足之处。
汽油加氢处理工艺流程是一种利用氢气对汽油进行加氢反应的工艺，以提高汽油的质量和性能。
汽油加氢处理主要是通过加氢裂化、加氢脱硫、加氢脱氮和加氢脱芳等工艺来提高汽油的辛烷值、减少硫、氮等杂质的含量，提高汽油的清洁度和燃烧效率。
汽油加氢处理工艺流程通常包括以下几个主要步骤：1. 精制汽油原料的准备：首先需要将原油经过初步的精制处理得到催化裂化汽油或者石化汽油。
这些原料汽油包含大量的不饱和烃、硫、氮和芳烃等杂质，需要通过加氢处理来改善其性能。
2. 加氢裂化：将精制汽油原料与氢气混合，并通过加热至一定温度、压力下进行加氢处理，使得其中的不饱和烃（烯烃、芳烃）和饱和烃发生加氢反应，生成高辛烷值、低芳烃含量的汽油。
加氢裂化是汽油加氢处理的核心步骤。
3. 加氢脱硫：经过加氢裂化处理后的汽油还含有一定量的硫化物，需要进行加氢脱硫处理。
加氢脱硫过程中，硫化物与氢气在催化剂的作用下发生反应，生成硫化氢并得到脱硫汽油。
4. 加氢脱氮：加氢处理后的汽油可能还含有一定量的氮杂质，影响汽油的清洁度和燃烧效率。
因此，需要进行加氢脱氮处理，将氮杂质也去除。
5. 加氢脱芳：芳烃是汽油中的一种重要成分，但过多的芳烃含量会影响汽油的清洁度和辛烷值。
因此，需要通过加氢反应将部分芳烃转化成饱和烃或环烷烃，以提高汽油的品质。
6. 分离和提纯：经过加氢处理后的汽油通过冷却、分离等步骤，将其中产生的硫化氢、氨和其它杂质分离，最终得到高质量、清洁的汽油产品。
7. 催化剂再生：加氢处理中用到的催化剂随着时间的延长会受到积碳、中毒等影响，影响催化剂的活性和寿命。
因此，需要对催化剂进行再生处理，以恢复催化剂的活性和延长使用寿命。
总的来说，汽油加氢处理工艺流程是一种重要的汽油炼制技术，可以有效提高汽油的品质和性能，满足现代汽车对清洁高效燃料的需求。
在石油加工行业中有着广泛的应用和良好的市场前景。
加氢裂化工艺流程概述加氢裂化工艺流程概述全装置工艺流程按反应系统（含轻烃吸收、低分气脱硫）、分馏系统、机组系统（含PSA系统）进行描述。
1.1反应系统流程减压蜡油由工厂罐区送入装置经原料升压泵（P1027/A、B）后，和从二丙烷罐区直接送下来的轻脱沥青油混合，在给定的流量和混合比例下原料油缓冲罐V1002液面串级控制下，经原料油脱水罐（V1001）脱水后，与分馏部分来的循环油混合，通过原料油过滤器（FI1001）除去原料中大于25微米的颗粒，进入原料油缓冲罐（V1002），V1002由燃料气保护,使原料油不接触空气。
自原料油缓冲罐(V1002)出来的原料油经加氢进料泵(P1001A,B)升压后，在流量控制下与混合氢混合，依次经热高分气/混合进料换热器（E1002）、反应流出物/混合进料换热器(E1001A,B)、反应进料加热炉（F1001）加热至反应所需温度后进入加氢精制反应器（R1001），R1001设三个催化剂床层，床层间设急冷氢注入设施。
R1001反应流出物进入加氢裂化反应器（R1002）进行加氢裂化反应，两个反应器之间设急冷氢注入点，R1002设四个催化剂床层，床层间设急冷氢注入设施。
R1001反应流出物设有精制油取样装置，用于精制油氮含量监控取样。
由反应器R1002出来的反应流出物经反应流出物/混合进料换热器(E1001)的管程，与混合原料油换热，以尽量回收热量。
在原料油一侧设有调节换热器管程出口温度的旁路控制，紧急情况下可快速的降低反应器的入口温度。
换热后反应流出物温度降至250℃，进入热高压分离器（V1003）。
热高分气体经热高分气/混合进料换热器（E1002）换热后，再经热高分气空冷器（A1001）冷至49℃进入冷高压分离器（V1004）。
为了防止热高分气在冷却过程中析出铵盐堵塞管路和设备，通过注水泵（P1002A,B）将脱盐水注入A1001上游管线，也可根据生产情况，在热高分顶和热低分气冷却器（E1003）前进行间歇注水。
催化裂化加氢裂化吸收稳定系统流程及优化1. 引言1.1 概述催化裂化和加氢裂化是石油炼制领域中常用的重要工艺，主要用于石油原料的转化和提纯。
通过催化裂化和加氢裂化技术，可以将重质石油馏分转变为更高附加值的产品，如汽油、柴油、润滑油等。
这些工艺的关键在于稳定系统流程的运行，以确保产品质量的稳定性、生产效率的提高和设备寿命的延长。
本文目的在于深入探讨催化裂化和加氢裂化吸收稳定系统流程，并提出优化方案以改善工艺效果。
首先概述了本文将要讨论的内容和结构，然后介绍了引言部分的目标。
1.2 文章结构本文主要分为五个部分进行描述。
第一部分是引言，简要介绍了本文内容和结构。
第二、三和四部分则详细讨论了催化裂化系统流程、加氢裂化系统流程以及吸收系统流程优化。
最后一部分是结论与展望，总结了已经探讨过的内容，并对未来进行展望。
1.3 目的本文的目的是深入探讨催化裂化和加氢裂化吸收稳定系统流程，并提出优化方案以改善工艺效果。
通过对系统组成、工艺概述和问题解决方案的介绍，旨在帮助工程师和研究人员更好地理解这些重要工艺，并为实践中的流程优化提供指导。
同时，本文还将对未来的研究方向进行展望，为相关领域提供新的思路和建议。
通过深入分析和讨论，我们期望能够推动催化裂化和加氢裂化技术的进一步发展和优化。
以上就是引言部分的内容，在接下来的文章中，我们将逐一探讨催化裂化系统流程、加氢裂化系统流程以及吸收系统流程优化。
这些内容将有助于读者更好地理解相关工艺，并为实践中的问题解决和优化提供参考。
最后，我们将对已经探讨过的内容进行总结，并展望未来该领域研究方向。
以下内容不属于引言部分。
2. 催化裂化系统流程：2.1 系统组成：催化裂化系统主要由反应器、催化剂输送装置、分离装置和再生装置组成。
其中，反应器是催化裂化过程中最重要的组件，它用于将原料油在催化剂的作用下发生裂解反应。
催化剂输送装置用于将新鲜催化剂及再生后的催化剂注入反应器中。
分离装置则用于将裂解产物进行分离和提纯，包括汽油分离塔、液-液萃取塔等。
1401-C-101 温度循 环 氢 进 ℃ <551401-C-101 温度脱后循环气中的 H S 2 ppm <1000含量加氢裂化循环氢脱硫操作规程一、工艺原理由反响系统来的循环氢在脱硫塔内与甲基二乙醇胺溶 剂(MDEA)逆向接触，发生化学吸取反响。
由于 MDEA 对硫化氢具有很高的吸取率，同时又不易溶解循环氢中的其它组 分，所以能有效地从循环氢中将 H S 脱除。
2反响过程如下：C H O N+H S → C H O NH ++HS -5 13 2 2 5 13 2这个反响是在瞬间内完成的，所以能到达快速连续的脱硫效果。
同时，较高的压力及较低的温度有利于反响向右进 行。
二、正常操作条件1401-C-101 液位% 40～65 1401-C-101 胺液循环量t/h 64 贫 胺 液 进 ℃ 高于循环氢 5～6三、操作因素1．温度MDEA 溶液是一种弱有机碱，其碱性随温度上升而减弱，因此在较低的温度下有利于反响吸取，生成酸性硫化物。
在较高的温度下，MDEA 溶液又解吸脱附硫化氢。
因而，脱硫操作都是在低温下进展，而再生则在较高温度下进展。
1401-C-101 是气-液吸取塔，温度低，一则胺液碱性强，有利于化学吸取反响，二则会使贫液中酸气平衡分压降低，有利于气体吸取。
但是假设温度太低，会使原料气中的重烃组分冷凝，促使溶液发泡，破坏吸取塔的操作。
保持溶剂的入塔温度比原料气温度高出 5～6℃，以利于脱硫塔的稳定操作。
2.压力压力对吸取有直接影响。
压力高，有利于吸取脱硫的进行，但塔的操作压力受原料及设备设计压力的限制。
较高的压力对于 1401-C-101 ，有利于气 --液的溶解吸取效果。
1401-C-101 的操作压力由反响压力打算的。
3.溶剂循环量由于溶剂的设计浓度为 35%(w)，所以操作变量主要是溶剂的循环量。
循环量过小，满足不了脱硫的化学需要量、导致吸取效果降低，会消灭脱后循环氢中H S 量过大，质量不2合格；而循环量过大，则塔负荷大，易发泡而影响吸取效果，动力消耗大。
加氢的精制工艺流程加氢是一种常用的精制工艺，在石油和石化行业中起着很重要的作用。
加氢工艺可以将高硫、高氮和高金属含量的原油转化为低硫、低氮、低金属含量的产品，提高产品的质量和降低环境污染。
下面将介绍关于加氢的精制工艺流程。
加氢的精制工艺主要包括加氢裂化、加氢脱硫和加氢裂化等环节。
加氢裂化是一种将重油在高温和高压下裂解为较轻质的燃料油和裂解气体的过程。
首先，将重油和催化剂一起送入加氢裂化炉，炉内压力一般为30-40MPa，温度为450-500℃。
在高温和高压的条件下，重油中的长链分子会被分解成较小的分子。
同时，催化剂中的金属成分和硫化物会催化分子裂解反应的进行。
裂解产物中主要含有轻质燃料油和裂解气体。
然后，通过冷凝和分离装置，将燃料油和裂解气体分离出来。
最后，燃料油可以作为燃料使用，而裂解气体可以进一步处理和利用。
加氢脱硫是一种将原油中的硫化物转化为氢硫化气体，降低硫含量的过程。
首先，将含有硫化物的原油和催化剂一起送入加氢脱硫反应器，炉内压力一般为10-20MPa，温度为300-400℃。
在催化剂的作用下，硫化物会和氢气反应生成氢硫化气体。
然后，通过冷凝和分离装置，将氢硫化气体和油水分离出来。
最后，氢硫化气体可以进一步处理，而脱硫后的原油可以用于提炼高品质的燃料油和润滑油。
加氢裂化是一种将重油中的长链烷烃分子裂解为较轻质的烃类和裂解气体的过程。
首先，将重油和催化剂一起送入加氢裂化反应器，压力一般为10-30MPa，温度为350-450℃。
在反应器中，大分子烴类和催化剂会发生裂解反应，生成较小的烃类分子。
同时，催化剂中的金属成分和硫化物会催化裂解反应的进行。
然后，通过冷凝和分离装置，将轻质烃类和裂解气体分离出来。
最后，轻质烃类可以进一步提炼和利用，而裂解气体可以用于加热和提供燃料。
通过以上加氢的精制工艺流程，可以将高硫、高氮和高金属含量的原油转化为低硫、低氮、低金属含量的产品，提高产品的质量和降低环境污染。
加氢裂化反应系统操作因素分析1.1反应系统1.1.1反应温度反应温度是控制脱S脱N率和生成油转化率的主要手段。
在己选定催化剂和原料油的情况下，温度的影响最为重要，因为在正常的生产条件下，系统压力、新H2纯度变化不会很大，氢油比也是基本恒定的，所以温度也就成为最有效的控制手段。
对于R1001，加氢精制段平均反应温度按照精制油中氮含量要求加以控制调整，要求调整到R1001流出油中有机氮≤1Oppm。
提高反应温度，加快加氢速度，可提高脱S脱N 率，烯烃的饱和程度亦提高，产品安定性好。
为裂化反应创造条件。
催化剂床层温升控制在25-30℃以寻求在提高催化剂的整体利用效率和降低炉子负荷、节省装置能耗上的平衡，达到装置的操作成本最低化。
对于R1002，加氢裂化段平均反应温度按照单程转化率要求加以控制调整，提高反应温度可使裂化反应速度加快，原料的裂化程度加深，生成油中低沸点组分含量增加，气体产率增高。
提高反应温度对产品化学组成有明显影响，正构烷烃含量增加，异构烷烃含量降低，异烷/正烷的比值下降。
催化剂床层温升控制在8-12℃以寻求在产品分布合理、装置温度操作安全方面的平衡。
另外，从减少冷氢用量，从而减少循环氢压缩机负荷、减低装置投资和操作成本考虑，加氢精制反应器出口温度与加氢裂化反应器入口温度之差应尽量减小，从装置操作安全性上考虑，此温度差不得高于20℃。
反应温度的提高会使催化剂表面积炭结焦速度加快，影响其寿命。
所以，温度条件的选择一般受催化剂活性、操作温度限定值、产品分布等诸多因素的影响。
通常在催化剂活性允许的条件下，采用尽可能低的反应温度，为补偿催化剂结垢的影响，反应温度随开工周期的延长将逐步提高。
催化剂床层温度是反应部分最重要的工艺参数。
其它工艺参数对反应的影响，可用调整催化剂床层温度来补偿。
R1001的温度催化剂活性下降时，所有反应器需要较高的温度。
(稳定状态)操作参数的相互关系。
这些数据对均衡情况下温度调整时判断某些参数的变化是十分有用的。
加氢裂化催化剂预硫化操作规程一、催化剂预硫化的目的加氢裂化催化剂的活性金属组分主要是Mo、Ni、Co和W，同其它新催化剂或再生后的催化剂一样，其所含的活性金属组分(Mo、Ni、Co、W)都是以氧化态的形式存在。
大量的研究和工业实践证明，催化剂经过硫化，活性金属组分由氧化态转化为硫化态，具有良好的加氢活性和热稳定性。
因此，在加氢催化剂接触原料油汽之前，先进行预硫化，将催化剂活性金属组分由氧化态转化为硫化态。
本装置使用的FZC系列保护剂为Mo-Ni系活性金属氧化物，FF-20精制催化剂活性金属为W-Mo-Ni系金属氧化物，FC-14裂化催化剂的活性金属为W-Ni系金属氧化物，予硫化能使MoO3、WO3和NiO转变为具有较高活性的MoS2、WS2和Ni3S2金属硫化物。
催化剂硫化一般分为湿法硫化和干法硫化两种，湿化硫化为在氢气存在下，采用硫化物或馏分油在液相或半液相状态下的预硫化；干法硫化为在氢气存在下，直接用含有一定浓度的H2S或直接向循环氢中注入有机硫化物进行的预硫化。
湿法硫化分为两种：一种为催化剂硫化过程所需要的硫油外部加入的硫化物而来，一种为依靠硫化油自身的硫进行预硫化。
本装置预硫化工艺为干法气相硫化。
使用二甲基二硫化物C2H6S2（DMDS）作为硫化剂。
二、催化剂预硫化的原理催化剂预硫化是基于硫化剂(DMDS)临氢分解生成硫化氢(H2S)，H2S与催化剂活性金属氧化态反应转化成相应金属硫化态的反应。
其相关的硫化反应如下：(CH3)2S2+3H2→ 2H2S+2CH4MoO3 + 2H2S + H2→ MoS2 + 3H2O3NiO + 2H2S + H2→ Ni3S2 + 3H2OWO3 + 2H2S + H2→ WS2 + 3H2O三、具备条件(1)经过气密检验和紧急泄压试验，确认系统严密性和联锁系统性能安全可靠。
(2)供氢系统确保稳定可靠，1401-K-101及1401-K-102运转正常。
加氢精制和加氢裂化介绍加氢精制和加氢裂化介绍一、加氢精制加氢精制主要用于油品精制，其目的是除掉油品中的硫、氮、氧杂原子及金属杂质，改善油品的使用性能。
由于重整工艺的发展，可提供大量的副产氢气，为发展加氢精制工艺创造了有利条件，因此加氢精制已成为炼油厂中广泛采用的加工过程，也正在取代其它类型的油品精制方法。
㈠加氢精制的主要反应加氢精制的主要反应有：1、加氢脱硫2、加氢脱氮3、加氢脱氧4、重质油加氢脱金属5、在各类烃中，环烷烃和烷烃很少发生反应，而大部分的烯烃与氢反应生成烷烃。
在加氢精制中，加氢脱硫比加氢脱氮反应容易进行，在几种杂原子化合物中含氮化合物的加氢反应最难进行。
例如，焦化柴油加氢精制时，当脱硫率达到90%的条件下，脱氮率仅为40%。
加氢精制产品的特点：质量好，包括安定性好，无腐蚀性，以及液体收率高等，这些都是由加氢精制反应本身所决定的。
㈡加氢精制工艺装置加氢精制的工艺流程因原料而异，但基本原理是相同的，如图3-10所示，包括反应系统、生成油换热、冷却、分离系统和循环氢系统三部分。
1、反应系统原料油与新氢、循环氢混合，并与反应产物换热后，以气液混相状态进入加热炉，加热至反应温度进入反应器。
反应器进料可以是气相(精制汽油时)，也可以是气液混相(精制柴油时)。
反应器内的催化剂一般是分层填装，以利于注冷氢来控制反应温度(加氢精制是放热反应)。
循环氢与油料混合物通过每段催化剂床层进行加氢反应。
加氢反应器可以是一个，也可以是两个。
前者叫一段加氢法，后者叫两段加氢法。
两段加氢法适用于某些直馏煤油的精制，以生成高密度喷气燃料。
此时第一段主要是加氢精制，第二段是芳烃加氢饱和。
2、生成油换热、冷却、分离系统反应产物从反应器的底部出来，经过换热、冷却后进入高压分离器。
在冷却器前要向产物中注入高压洗涤水，以溶解反应生成的氨和部分硫化氢。
反应产物在高压分离器中进行油气分离，分出的气体是循环氢，其中除了主要成分氢外，还有少量的气态烃(不凝气)和未溶于水的硫化氢。
加氢裂化循环氢脱硫操作规程一、工艺原理由反应系统来的循环氢在脱硫塔内与甲基二乙醇胺溶剂(MDEA)逆向接触，发生化学吸收反应。
由于MDEA对硫化氢具有很高的吸收率，同时又不易溶解循环氢中的其它组分，所以能有效地从循环氢中将H2S脱除。
反应过程如下：C5H13O2N+H2S → C5H13O2NH++HS-这个反应是在瞬间内完成的，所以能达到迅速连续的脱硫效果。
同时，较高的压力及较低的温度有利于反应向右进行。
二、正常操作条件三、操作因素1．温度MDEA溶液是一种弱有机碱，其碱性随温度升高而减弱，因此在较低的温度下有利于反应吸收，生成酸性硫化物。
在较高的温度下，MDEA溶液又解吸脱附硫化氢。
因而，脱硫操作都是在低温下进行，而再生则在较高温度下进行。
1401-C-101是气-液吸收塔，温度低，一则胺液碱性强，有利于化学吸收反应，二则会使贫液中酸气平衡分压降低，有利于气体吸收。
但是如果温度太低，会使原料气中的重烃组分冷凝，促使溶液发泡，破坏吸收塔的操作。
保持溶剂的入塔温度比原料气温度高出5～6℃，以利于脱硫塔的稳定操作。
2．压力压力对吸收有直接影响。
压力高，有利于吸收脱硫的进行，但塔的操作压力受原料及设备设计压力的限制。
较高的压力对于1401-C-101，有利于气--液的溶解吸收效果。
1401-C-101的操作压力由反应压力决定的。
3．溶剂循环量由于溶剂的设计浓度为35%(w)，所以操作变量主要是溶剂的循环量。
循环量过小，满足不了脱硫的化学需要量、导致吸收效果降低，会出现脱后循环氢中H2S量过大，质量不合格；而循环量过大，则塔负荷大，易发泡而影响吸收效果，动力消耗大。
在实际操作中，当循环氢中硫化氢的含量较大时，应适当调整溶剂的循环量，以达到预定的脱硫效果4．液面吸收塔的液面高低会直接影响正常操作以及整个系统胺液平衡，液面过高易发生跑胺和携带现象；而液面低则会引起吸收塔压空、串压，整个操作一般按液面计的50％控制。
加氢裂化反应机理加氢裂化反应机理，主要是加氢脱硫、脱氮、不饱和烃加氢饱和、杂环、稠环烃的加氢饱和、开裂，最终达到脱硫脱氮、不饱和烃饱和，以及根据目的产品的需要大分子烃的断裂、加氢饱和等。
上述过程均是强放热过程。
在此过程中，催化剂起到触媒和加速反应速度作用。
一、加氢精制1、在较高的H2分压下，HDN反应由反应动力学平衡控制，是不可逆的。
2、HDN与HDS很相似，但C-S键断裂直接生成H2S，而C-N 键断裂，则：N杂环加氢饱和、C-N键断裂生成胺、胺氢解生成NH3和烃类。
HDN从易到难：喹啉—吡啶—吲哚—吡咯3、五元N杂环化合物：吲哚、吡咯等，属非碱性氮化合物，占总N 2/3。
六元N杂环化合物：吡啶、喹啉等，属碱性氮化合物，占总N 1/3。
4、H2S对加氢反应有抑制作用，但对C-N键断裂有促进作用。
说明担载Ni、Mo硫化物催化剂有两类活性中心：加氢中心和氢解中心（酸性中心）。
5、N杂环化合物加氢相对容易，但C-N键断裂困难，原因是前者活化能低。
6、C-N键能比C-S键能大12—38KJ/mol，所以脱S比脱N得多。
7、CoMo/Al2O3催化剂对HDS非常有效，NiMo/Al2O3催化剂对HDN比CoMo/Al2O3更有效。
P的加入对NiMo/Al2O3催化剂活性有显著促进作用。
（MoO3/NiO 24/4m%，P 0.9m%）二、加氢裂化1、催化剂要具有较好的加氢活性和抗N性。
2、催化剂具有双功能：加氢组份和酸性组份。
3、氮化物对酸性中心和毒害（屏蔽）作用，酸性中心对进料N 化物有强烈的吸附作用。
4、一般要求进料N含量在10μg/g以下，但可以通过提温来补偿进料N含量增加。
5、无定型加氢裂化催化剂具有中油选择性高、液体收率高特点，而且在催化剂使用初期及末期，产品的分布和质量变化小，但无定型催化剂活性低、起始反应温度高。
为了提高催化剂裂解活性，而又不过多损害其中油选择性，则必须在无定型硅铝载体中，添加一定量的分子筛，而且是抗N性能好的分子筛。
加氢裂化装置生产原理原料进入装置与氢气混合，经加热到一定温度首先进入精制反应器，用床层冷氢控制合适的反应温度，在保护剂和精制催化剂的作用下，发生加氢脱金属（HDM）、加氢脱硫（HDS）、加氢脱氮（HSN）、加氢脱氧（HDO）及不饱和烃（烯烃类、芳烃）的加氢饱和等反应，生成杂质很低，且氮含量≯10ppm 的精制油，然后进入裂化反应器，用床层冷氢控制合适的反应温度，继续在裂化催化剂和后精制催化剂作用下，发生加氢异构化和裂化（包括开环）反应及部分精制反应，获得所需转化率下产品分布的裂化气，经初步降压降温分离后，大部分气相进入循环气系统，经循环机后在反应系统循环使用，维持反应系统压力和反应系统所需氢气，为保证循环气中的氢纯度，则由新氢机不断补充反应系统氢气的不足。
小部分气相经本装置脱硫塔后，与重整氢一起做PSA原料；液相则先进入脱丁烷和脱乙烷塔，进一步气液相分离，分离出液化气、干气和反应生成油，液化气出装置去二催化碱洗，干气经本装置轻烃吸收塔后，出装置去干气脱硫装置；生成油先进入常压塔，分离出轻、重石脑油、航煤、柴油和尾油，轻、重石脑油、航煤、柴油分别出装置，而尾油则进入减压塔，经过减压蒸馏，生产出乙烯料、轻、中、重润滑油，分别出装置。
其中部分的尾油循环到原料过滤器的入口再次加氢裂化。
1.1反应原理加氢裂化工艺过程的反应概括为两类：加氢精制：一般指杂原子烃中杂原子的脱除反应如加氢脱金属（HDM）、加氢脱硫（HDS）、加氢脱氮（HSN）、加氢脱氧（HDO）及不饱和烃（烯烃类、芳烃）的加氢饱和，这些反应主要发生在单段串联流程的第一反应器或两段流程的第一段加氢裂化：烃类的加氢异构化和裂化（包括开环）反应。
发生在单段串联流程的第二反应器或两段流程的第二段1.1.1加氢精制反应1.1.1.1 加氢脱金属就是通过加氢工艺从重油中把含金属的有机杂质脱除。
金属组分主要浓集在540℃以上的馏分中，石油中的金属组分主要是钒和镍，就馏份油加氢裂化装置而言，进料中还含有在原油一次加工过程中产生的铁，一般与硫、氮、氧等杂原子以化合物或络合物状态存在，在加氢脱硫、氮、氧时，也脱除了金属，相对而言，加氢脱金属反应进行比较容易；这些金属组分无论以任何形式在催化剂上沉积都可能造成催化剂微孔堵塞或催化剂活性位的破坏而导致催化剂失活，为降低床层催化剂失活速率和保证装置长周期运行，在精制反应前部床层一般装填大孔径、活性相对不高的保护剂，用于脱除进料中的金属组分，被脱除的金属组分在催化剂微孔、表面或间隙间沉积，所以对保护剂床层来讲，必须具备较强的容金属性，否则将造成床层压降在短时间内升高，严重时装置必须停工进行撇顶处理，因此，对装置长周期运行而言要严格控制进料中重金属含量。
渣油加氢装置循环氢脱硫的优化摘要：在石油加工过程中，尤其是渣油加氢深度加工含硫量较高的渣油，设备腐蚀是不可避免的现象。
由于较高含量的硫化氢对设备腐蚀及其严重，从而影响设备性能和寿命，严重的还会酿成生产事故，不仅造成经济损失，甚至会造成人员伤亡，使得企业遭受重大损失。
因此，循环氢脱硫系统的使用效率显得格外重要，在操作条件基本稳定的情况下，合理调整循环氢脱硫塔的使用，对化工设备腐蚀的延缓，企业生产成本的控制，企业安全生产效率的提高显得尤为重要。
关键词：渣油加氢；设备腐蚀；生产事故；脱硫引言：在渣油加氢装置生产过程中，原料油中的硫、氮化合物在加氢裂化过程中大随着社会的发展，现代化技术不断提高，石油炼制技术得到突飞猛进的发展。
尤其在原油深加工中，原本作为焦化原料的渣油又得到了重新的开发利用。
渣油加氢是将曾经不能再深度加工的渣油重新变为汽油，实现了变废为宝。
在此过程中，随着加工深度加深，反应要求也变得苛刻，尤其是深度加工脱出的含硫化合物，对设备的腐蚀也及其严重。
为了避免设备腐蚀造成泄漏着火等事故发生，同时增加设备使用寿命，渣油加氢采取一系列手段进行脱硫优化。
一、硫化氢产生原因在渣油加氢装置生产过程中，原料油中的硫、氮化合物在加氢裂化过程中大多转化为硫化氢和氨气。
硫化氢和氨气在反应过程中部分溶解在油相中，还有一部分硫化氢与氨反应生成铵盐经水洗后排出，其余部分硫化氢则随着氢气循环利用。
过高的硫化氢分压对催化剂的加氢脱硫活性和芳烃饱和能力有明显抑制作用，尤其贵金属催化剂在较高的硫化氢分压下会变为硫化态导致活性降低。
在加氢裂化产物离开裂化床层后，其所存在的少量烃类还会与硫化氢反应生成硫醇使产品腐蚀增加，机械设备生产使用在不同环境下通过改变与其接触的介质属性来达到防腐的效果[1]，因此通常采取在高压系统中设置循环氢脱硫的措施将硫化氢脱除。
二、循环氢脱硫根据工艺基础设计原则中，循环氢中硫化氢体积分数应控制在1000ppm以内，才能保证深度加氢的效果良好，同时对设备腐蚀程度相对较低。
加氢裂化装置循环氢脱硫塔胺液发泡的预防与应急处理摘要：本文通过对加氢裂化装置一次循环氢脱硫塔胺液发泡事故的处置，分析总结了加氢装置胺液发泡的原因、避免胺液发泡的措施、出现胺液严重发泡的应急处理手段。
关键词：加氢裂化胺液发泡应急处理加氢裂化装置以其加工原料适应性广、加工灵活性、产品清洁的优点成为新建炼厂的核心装置[1]，以加氢裂化装置为代表的加氢装置基本都设有循环氢脱硫设施，用以脱除循环氢的中的硫化氢，保证循环氢纯度、减缓设备腐蚀[2]。
加氢装置循环氢脱硫塔胺液发泡的现象时有发生，处理不好轻则造成生产波动影响产品质量，重则造成装置停工，产生经济损失，甚至引发次生安全事故。
因此，要对脱硫塔胺液发泡现象引起高度重视，吸取同类装置的经验教训，从预防和处理发泡两个方面做好工作。
下面就从某厂加氢裂化装置的一次循环氢脱硫塔胺液发泡，因处置方法不当导致停工的事故案例来总结经验，说明胺液发泡的应急处置方法以及预防胺液发泡的措施。
一、胺液发泡造成装置停工事故经过1.1加氢裂化装置循环氢脱硫典型流程反应油气混合物在反应产物分离器油气分离，气相（循环氢）经循环氢脱硫塔入口分液罐脱液后进入循环氢脱硫塔与自上部进入的贫胺液逆流接触，循环氢中的硫化氢被贫胺液部分脱除，降低浓度，循环氢进入循环氢压缩机入口分液罐脱除携带的胺液后进入循环氢压缩机升压循环使用。
1.2停工情况描述2023年1月18日上午10时03分，循环氢脱硫塔压差出现高报，反应内操发现报警后试图通过开循环氢脱硫塔副线阀和降低贫胺液量来降低循环氢脱硫塔压差。
10时06分将脱硫塔的副线控制阀由0%逐渐开大，10时14分开至13%；10时07分开始将贫胺液进脱硫塔流量降低10t/h，期间，循环氢脱硫塔压差值稳定约10秒时间，但是不久DCS画面循环氢压缩机入口分液罐液位快速上升，内操立即开启循环氢压缩机入口分液罐流量控制阀A阀，开度由0%提高到20%以降低入口分液罐液位，开阀约15秒后分液罐液位高高联锁突然触发，导致循环氢压缩机停机，造成0.7MPa/min低速泄压启动。
1脱硫系统操作法1.1工艺操作指标1.1.1气柜气（T201）脱硫塔塔顶温度℃40塔顶压力MPa(G) 0. 71.1.2液化气脱硫抽提塔塔顶温度℃40塔顶压力MPa(G) 1.51.1.3干气（T101）脱硫塔塔顶温度℃40塔顶压力MPa(G) 0.71.1.4MDEA分子式：C5H13NO2分子量：119.16沸点：247℃密度（20℃）：1047.8kg/m3粘度（20℃）：101 cp溶液浓度：～30 W%1.2操作因素分析1.2.1工艺原理干气、气柜气在脱硫塔内与甲基二乙醇胺溶剂（MDEA）逆向接触，发生化学吸附反应。
由于MDEA 对硫化氢具有较高的吸收率，同时又不易溶解原料气中的其它组分，所以能有效地从原料气中将硫化氢脱除，从而使干气、气柜气得到净化。
反应过程如下：C5H13O2N + H2S C5H13O2NH+ + HS-这个反应是在瞬间内完成的，所以能达到迅速连续的脱硫效果。
同时，较高的压力及较低的温度有利于反应向右进行。
1.2.2温度对脱硫的影响MDEA的碱性随温度的变化而变化，即温度低，MDEA碱性强，脱硫性能好；温度高则有利于硫化物在富液中分解。
因而，脱硫操作都是在低温下进行，而再生则在较高的温度下进行。
对吸收塔（T101、T201）来说，温度低一则MDEA碱性强，有利于化学吸收反应，二则会使贫液中的酸性气平衡分压降低，有利于气体吸收；但如果温度过低，可能会导致进料气的一部分烃类在吸收塔内冷凝，导致MDEA溶液发泡而影响吸收效果。
1.2.3压力对脱硫的影响对吸收来说，如果压力高，使气相中酸气分压增大，吸收的推动力就增大，故高压有利于吸收。
相反，如果吸收压力低，同样道理会使吸收推动力减少不利于吸收。
实际操作中由于压力太高会使设备承受不了而造成安全阀跳，同时会导致部分烃类气体的冷凝，压力太低会降低吸收效率，故需要严格控制操作压力。
1.2.4胺循环量在一定的温度、压力下，MDEA的化学脱硫，溶解度是一定的，循环量过小，满足不了脱硫的化学需要量，导致吸收效果降低，会出现净化气中的H2S量过大，质量不合格；而循环量过大，则塔负荷大，能耗高。
所谓溶剂的酸气负荷是指吸收塔底富液中酸性气体（H2S）摩尔数与溶液中胺的摩尔数之比。
当MDEA浓度决定后，它直接影响溶剂循环量。
如果溶剂的酸气负荷选大了，由于一分子胺只能与0.5分子的H2S起反应，这样过多的H2S就会生成硫化氢胺盐对设备腐蚀不利，同时，还会降低吸收效果。
如果富液中酸气负荷上升，则要加大循环量，如果由于MDEA浓度低，吸收效果差，除了减少注水外，也可暂时考虑加大循环量，但根本的调节方法还是提高胺液浓度。
1.2.5液位吸收塔T101、T201的液位高低会直接影响正常操作以及整个系统的胺液平衡；液位过高则降低了吸收有效空间，液面低会引起吸收塔压空、串气，打乱整个操作。
一般按液面的50~75％控制。
1.2.6贫液温度贫液温度按国内经验一般控制在比原料气温度高4～5℃为适宜，这主要考虑到富液的烃含量问题。
1.2.7MDEA浓度本装置是按MDEA浓度为30％（重）设计的，如果浓度＜20％单位体积中，富液中的酸性气浓度将变得较低，溶剂循环量必须加大，以便能更完全吸收原料气中H2S杂质。
相反，使用较高浓度的MDEA溶液，将允许减少循环量，但每单位体积溶液吸收的酸性气体量将增加，酸性气浓度过高的富溶剂腐蚀性更强。
1.2.8原料含硫量液化气以及干气是脱硫系统的原料，其含硫量与原油含硫量以及反应系统的操作有关，含硫量越高，脱硫难度越大。
1.3正常操作法1.3.1贫液缓冲罐V4011.3.1.1压力V407罐顶压力由PIC4010A/B控制，压力高时打开PV4010B阀，将多余气体放入火炬；压力低时打开PV4010A阀，将氮气补充进V407。
两阀通过压力控制器对其进行分程调节，当PIC4010阀位在0~50%时，PV4010A开度为100%~0%，PV4010B开度为0%；当PIC4010阀位在50~100%时，PV4010A 开度为0%，PV4010B开度为0%~100%。
压力控制0.1KPa。
1.3.1.2液位V3017液位由贫液进口阀LIC4008控制，通过V3017液位控制器LT3502串级控制。
V3017是热贫液进装置缓冲罐，贫溶剂进入装置后，通过E3016加热，然后进入V3017，向循环氢脱硫塔T3005提供贫液，其流量也影响V3017的液位稳定。
正常生产中V3017的液位过低，则容易使T3005贫溶剂泵P3003抽空，V3017液位控制50~70%。
1.3.2地下溶剂罐V3035V3035设有液位控制器LT3503，控制地下溶剂泵P3029电机开关，液位高时启动P3029将收集的富液打回脱硫装置。
V3035液位控制50~85%。
1.3.3富胺液闪蒸罐V30241.3.3.1压力V3024罐顶压力由PV3503控制，压力高时打开PV3503阀，将多余气体放入火炬。
1.3.3.2液位V3024液位由底部出口控制阀FV3501控制，出装置的富胺液由流量累计计量FIQ3504、瞬时计量FT3504进行计量。
1.3.4循环氢脱硫塔T30051.3.4.1液位1.3.4.1.1塔底液位T3005塔底富液经过液力透平HT3002减压后送回脱硫装置，HT3002作为贫液进口泵P3003A的动力；液位太高可能引起液泛；液位太低，则容易使液力透平HT3002抽空，由于T3005压力达13.5MPa，容易引起串气；液位太高或太低均会影响操作稳定。
T3005塔底液位由阀LV3118A/B控制，LV3118A 是HT3002进口阀，LV3118B是HT3002旁路阀，通过液位控制器LICA3118分程控制，当LICA3118阀位在0~50%时，LV3118A开度为0%~100%，LV3118B开度为0%；当LICA3118阀位在50~100%时，LV3118A开度为100%，LV3118B开度为0%~100%，设有高低报警并带停车联锁。
贫液进料流量由P3003出口流量阀FV3135控制，由于P3003出口流量与HT3002转速有关，T3005塔底液位和压力也影响贫液进料流量。
正常生产时控制流量115.64m3/h。
正常生产时塔底液位控制在60～85％。
1.3.4.1.2循环氢压缩机进口分液罐V3007液位V3007液位由塔底富液排放阀LV3119控制，将分离出的富液通过富液总管排回脱硫装置。
正常生产时液位控制在60～75％。
该液位是C3001联锁系统动作原因之一，设有液位高高报警三个，其中两个报警时，联锁停C3001，装置紧急停车。
1.3.4.2塔顶压力T3005塔顶压力在正常生产时主要通过调节循环氢压缩机进口分液罐V3007罐顶废氢排放阀PV3127B通过控制废氢的排放量来控制，正常控制在13.5MPa。
V3007压力同时也是循环氢压缩机C3001进口压力，C3001的运转对T3005塔顶压力控制有较大的影响。
贫液进料流量由P3003出口流量阀FV3135控制，流量大时可导致塔顶压力下降，流量小则相反。
该阀同时也对塔顶温度有一定的影响。
1.3.4.3吸收温度在脱硫系统的操作中，吸收温度由吸收贫液温度决定，而贫液在进入装置后，在E3016壳程被管程的产品柴油加热，因此，调控E3016出口产品柴油温度的管程旁路阀TV3505对调控贫液温度有一定的影响。
1.3.4.4循环氢含硫量循环氢含硫量与原油含硫量以及反应系统的操作有关，含硫量越高，脱硫难度越大。
1.3.5液化气脱硫塔T3008T3008是液-液抽提塔，它的最基本条件是液相操作，若温度高，则液化气会汽化导致压力波动打乱操作，且C5以上沸点较高的化合物(操作波动时产生)在溶液中的积累速度增大，而直接影响吸收效果，所以，低温时对T3008操作有利。
但温度直接取决于塔的操作压力，对于达到同一效果而言，压力高温度可稍高，反之亦然。
影响T3008温度的因素有，进料温度、贫溶液温度、塔顶温度等。
1.3.5.1液位T3008是液-液抽提塔，其塔顶液位是指液态的液化气与溶液之间的交界。
1.3.5.1.1塔顶液位T3008塔底富液经过塔底流量阀FV3311送回脱硫装置，可由液位控制器LT3307串级控制，并设有高低报警；液位太高或太低均会影响操作稳定。
T3008贫液进料量对该液位也有影响。
由FV3310通过控制P3019出口的贫液量控制T3008贫液进料量。
正常生产时控制流量约10.04m3/h。
由于T3008是液-液抽提塔，因此液化气进料也会使该液位波动。
液化气进料与脱乙烷塔T3007塔底液位有关，由其底部出口流量控制阀FV3306控制。
正常生产时控制流量约4.87~8.509t/h。
正常生产时液位控制在60~85％。
1.3.5.1.2液态烃聚集器V3020液位V3020液位由塔底富液排放阀LV3308控制，将分离出的富液与T3008底部排出的富液一起排回脱硫装置。
正常生产时液位控制在60~85％。
1.3.5.2塔顶压力T3008塔顶压力通过控制液态烃聚集器V3020压力来控制。
在正常生产时主要通过调节V3020顶部液化气出口控制阀FV3312来控制，FV3312由压力控制器PV3305串级控制，正常控制在1.9MPa。
T3008顶部产品液化气流量对塔顶压力有较大的影响，流量大时可导致塔顶压力下降，流量小则相反。
1.3.6干气脱硫塔T30111.3.6.1液位1.3.6.1.1塔底液位T3011塔底富液经过塔底液位控制阀LV3408送回脱硫装置；液位太高可能引起液泛；液位太低，容易引起串气；液位太高或太低均会影响操作稳定。
T3011贫液进料量对塔底液位也有影响。
由FV3409通过控制P3019来的贫液量控制T3011进料量。
正常生产时控制流量约56.64m3/h。
正常生产时塔底液位控制在60～85％。
1.3.6.1.2干气分液罐V3016液位V3016液位由塔液位控制阀LV3407控制，将分离出的液体放空。
正常生产液位控制在40～60％。
1.3.6.2塔顶压力T3011塔顶压力通过压力控制阀P V3408来控制。
在正常生产时控制在0.6MPa。
T3011顶部石脑油进料量对塔顶压力有较大的影响，流量大时可导致塔顶压力下降，流量小则相反。
该阀同时也对塔顶温度有一定的影响。
1.3.6.3干气H2S含量超标的调节1.3.6.3.1原因：a、原料中酸性气含量增加。
b、原料气量增大。
c、贫液循环量不足、贫液再生不好或浓度低。
d、压力波动或溶液温度高。
e、溶液液面过低。
f、溶液发泡严重或溶液脏等造成吸收效果差。
1.3.6.3.2调节：a、增大贫液循环量。
b、反应系统平稳操作。
c、联系脱硫装置平稳操作，提高溶液浓度和再生度。
