柴油装置加氢-工段设计化工实习报告.doc

精选资料
学生
张同伟
指导教师
王传兴
实习名称
80万吨/年柴油装置加氢工段设计
实习时间
2013.11.5—2013.11.10
实习地点
柴油加氢车间
实习目的
1、巩固与运用所学各门课程的知识，理论联系实际，培养工程与工艺观点，训练观察和解决工程实际问题的独立能力。
2、通过对生产工艺过程的现场实习，掌握该产品生产的实际知识和技能，学习操作控制等有关知识。
3、收集各项资料和数据，为毕业设计或论文打下一定的基础。
4．毕业实习是培养化工类本科专业的高级工程设计技术人员的重要实践环节，通过实习使学生能够理论联系实际，进一步巩固和掌握所学理论知识，获得实践知识和技能，提高独立工作能力和组织管理能力，化工产品的技术经济分析能力，化工企业的环境保护意识等，同时还是培养本科生尊重体力劳动，尊重工人师傅的良好机会，使之养成良好的思想和工作作风。
5．学完本专业教学计划规定的理论教学课程之后，有针对性地到与本专业相关的工厂或研究单位，把所学的理论知识综合运用到生产和科研实践中，进一步加深、巩固知识。

1．文献综述 5
1.1柴油加氢车间简介 5
1.1.1 概述 5
1.1.2 进料 6
1.1.3生产过程简述 9
1.2 产品介绍 10
1.2.1原辅材料质量 10
1.2.2主要工艺控制指标 10
1.2.3产品、中控产品质量 12
1.2.4动力消耗指标 12
1.3工艺流程简述与生产原理 13
1.3.1 VRDS车间工艺流程简述 13
1.3.2 生产原理 14
1.3.3工艺流程控制 18
1.3.4 SSOT车间工艺流程简述 27
2． 工艺设计与计算 29
2.1 设计任务及研究意义 29
2.1.1研究意义 29
2.1.2设计任务 29
2.2 物料衡算和能量衡算 29
2.2.1 物料衡算 29
2.2.2 能量衡算 34
2.2.2.2物料流股数据 36
2.2.2.3计算基准温度及热力学数据 36
2.2.2.4全局热量衡算 36
2.2.2.5换热器参数 37
2.3 设备的计算 38
2.3.1 选型原则 38
2.3.2 关键设备设计与选择 39
2.3.2.1 设备总选 39
2.3.2.2换热器设计与选型 42
2.3.2.3 塔的工艺模拟计算 47
2.3.2.4泵的设计与选型 52
3.设备一览表 54
3.1泵类 54
3.2冷换类 55
3.3加热炉 56
3.4容器、塔类 56
3.5脱硫系统主要设备 57
4 车间设备布置设计 59
4.1 车间布置设计的原则 59
4.1.1 车间设备布置原则 59
4.1.2 车间设备平面布置的基本原则 59
4.2 车间设备布置 60
4.2.1 加氢车间 60
4.2.2裂化车间 61
5. 非工艺部分设计 63
5.1安全生产 63
5.1.1安全生产的特点 63
5.1.2车间常见的毒物性质 63
5.1.3安全技术 63
5.1.4安全管理 65
5.1.5夏季“四防”、冬季防冻凝措施 66
5.2环境保护 68
5.2.1环保的基础知识 68
5.2.2环境管理 68
5.3安全教育 69
5.3.1环境管理 69
5.3.2危险化学品 70
5.3.4化学反应类型及其危险性 70
5.3.5化工操作原理与安全 70
5.3.6化工中常见物质的毒性作用 71
5.3.7关于技术安全 71
6、实习与设计体会 74
7 参考文献 77
8．附录 78
8.1带控制点的工艺流程 78
8.1.2 SSOT车间总反应部分带控制点的工艺流程图 78
8.1.3 VRDS车间分馏部分带控制点的工艺流程图 79
8.2车间平、立面布置图 81
8.2.1 SSOT车间平面布置图 82
8.2.2 SSOT车间立面布置图 82
8.2.3 浮头式换热器装配图 82

1．文献综述
1.1柴油加氢车间简介
1.1.1 概述
化工作为工业发展的前提产业， 随着经济全球化的发展，与中国面临的压力与挑战的日益增大，化工的发展与清洁化工越来越重要。作为21世纪的建设者，我们积极参见去中国石化的实习，以实现理论与实际得结合。
中国石化集团齐鲁石化公司胜利炼油厂是全国颇具规模的炼油企业之一，于1966年4月动工建设，1967年10月投入生产，现已成为加工能力10500kt/a，占地面积587公顷的现代化石油加工企业。该厂拥有生产装置和辅助生产装置60余套，拥有相应配套的科学研究、开发设计、计算机应用、环境保护等设施，是全国最具影响力的含硫原油加工以及沥青、硫磺生产和加氢工艺技术应用基地之一，生产的29种石油产品畅销全国27个省市，部分产品已进入国际市场。
胜利炼油厂坚持依靠科技求发展。该厂VRDS-FCC组合工艺曾获联合国科技创新发明奖；石油苯、-10号军用柴油等产品曾获国家金奖；100号甲级道路沥青、1号喷气燃料、石油甲苯等产品曾获国家银奖；硫磺、90号车用汽油等18种产品曾获省(部)优秀名牌产品称号；汽油全部实现了高标号无铅系列化生产，其中97号无铅汽油填补了国内空白；1999年开发投产的高等级道路沥青，技术指标达到或超过了国外同类产品水平，从而标志着胜利炼油厂的沥青产品实现了系列化。重油加氢车间分为SSOT和VRDS工段。
SSOT的英文全称是SINGLE STAGE ONCE THROUGH ISOCRACHER ，即单段单程加氢裂化。它是组成重油加氢联合装置的两套装置之一。该装置采用美国雪夫隆（CHEVRON）研究公司的专利技术，由华鲁工程公司进行设计，中国石化总公司第十建设公司承建，1991年6月份建成，同年11月20日一次投油成功。SSOT装置的设计规模为56万t/a，是以孤岛减压瓦斯油（VGO）为原料，生产石脑油、航煤、柴油、和加氢瓦斯油。石脑油稳定后作为重整原料，也可作为蒸汽裂解制取乙烯的原料，开辟了乙烯供料新途径。SSOT装置采用了单程一次性通过流程，在一个反应器中设有五个催化剂床层，把脱金属、加氢精制、加氢裂化催化剂置于同一反应器中。该工艺对涉及350℃以上馏分转化率达50%，主要产品航煤和柴油产率可分别达26.29%和16.53%，属于中间产品收率较高的工艺。装置的主要设备和催化剂是从外国引进的，整个生产过程采用美国泰勒公司的集散型计算机控制，SSOT装置首次开工以后，为解决分馏部分分馏塔顶负荷过大，航煤闪点不合格，柴油腐蚀不合格等问题，先后增加了分馏塔顶空气冷却器及航煤、柴油汽提塔底吹汽等设施，
为适应原油逐年重质化、劣质化的趋势，提高轻油收率和减少环境污染，胜利炼油厂于1989年10月份由美国雪弗隆（Chevron）公司引进了设计能力为84×104t/a的固定床减压渣油加氢脱硫装置（简称VRDS）。该装置由华鲁工程公司设计，中石化十化建承建，1992年5月21日建成投产。1998年，根据中石化公司整体原油加工方案的安排，胜利炼油厂需要掺炼75%（6.0 Mt/a）的进口中东高硫原油，胜利炼油厂原有以加工胜利原油为主的加工流程难以适应劣质高硫原油的加工，为此，1999年10月份装置进行了扩能改造，增加了Chevron公司的最新专利—上流式反应器（Up Flow Reactor，简称UFR），因此，装置又简称为UFR/VRDS。2000年1月7日完成并投产。装置改造后的设计处理能力150×104t/a（其中包括120×104t/a减压渣油及30×104t/a减压蜡油），主要对中东减压渣油进行脱硫、脱氮、脱金属并部分裂解为石脑油、柴油和蜡油。设计运转初期，349℃产品馏份的MCR为<8.5%，S<0.5%,末期MCR<9.2%、S<0.8%，生产的石脑油可作为乙烯原料，柴油是优质的低硫轻柴油产品，常压渣油是优质的催化裂化原料。
2005年，随着VRDS—FCC组合工艺的投用，常压和减压渣油混合做为催化原料，2006年10月份，利用第五周期停工检修时机，进行了装置节能改造，主要改造内容是停开减压塔，对原料—产品换热网络进行优化和流程动改及对加热炉烟气余热回收系统进行改造。2006年11月14日装置开工正常。
1.1.2 进料
胜利炼油厂VRDS装置设计能力为处理120万吨/年的100 ％减压渣油和20万吨／年的减压瓦斯油。
VRDS的主要目标是生产大于349℃的塔底油，开工初期塔底油产品残碳值最大为8.5wt％，含硫为小于0.5Wt％。开工末期，残碳和硫分别增加到9.2％和0.8％。VRDS进料是用孤岛、科威特和阿拉伯轻质减渣调和制成的减压渣油，进料来自常减压装置和罐区，进料性质见表1.1
纯新氢来自氢气压缩设备。它的设计组成是99.5克分子％氢和0.5克分子％甲烷。纯净氢气与来自冷低压闪蒸罐的气体度来自普里森装置的提纯氢气混合。新氢和普里森氢气的组成见表1.2。
反应部分其它的进料物流包括贫二乙醇胺（DEA）、注射水、内部稀释油【循环重质减压瓦斯油（HVGO）、轻质减压瓦斯油（LVGO）、重质常压瓦斯油（HAGO）】和急冷油，内部稀释油的组分见表1.3。
表1.1 进料分析指标
规 格
设计基础
比重D20
API比重
动力黏度，厘沲在100℃
康氏残碳，重%
元素分析，重%
S
N
热C7沥青质，重%
盐，Ptb
金属含量，ppm
Ni
V
Fe
Ca
Na
机械杂质（滤后渣油）
1.018
7.5
2580
19.2

3.86
0.525
4.71
2

43
64
6
5
3
40

表1.2 工艺氢的组分（设计方案）
组分
开工初期，克分子%2
开工末期，克分子%2
新氢
普里森
新氢
普里森
H2
H2S
NH3
C1
C2
C3
异构C4
正构C4
C5+
CO+CO2l
N2l
总计
流量Nm3/小时
99.5
-
-
0.5
-
-
-
-
-
最大50ppm
最大1000ppm
100.0
50777
96.00
0.04
-
3.96
-
-
-
-
-
-
-
100.0
17406
99.5
-
-
0.5
-
-
-
-
-
最大50ppm
最大1000ppm
100.0
51861
96.00
0.04
-
3.96
-
-
-
-
-
-
-
100.0
16588
注：
物流平衡中不包括。
“-”意指低于0.04%。

表1.3 内部稀释油分析指标
物流号
160A
160B
160C
含量
重AGO稀释油
轻VGO稀释油
重VGO稀释油
开工初期
组成，kg/小时
H2O
石脑油
柴油
加氢后VGO
加氢后VR
总质量流量，kg/小时
计算的黏度100℃，厘泊
°API
温度，℃
压力，kg/cm2

7
3
1250
12993
247
14500
3.0
25.1
339
1.8

0
0
560
9420
20
10000
3.1
24.9
174
1.8

0
0
11
11837
1652
13500
6.4
21.5
94
2.2
开工末期
组成，kg/小时
H2O
石脑油
柴油
加氢后VGO
加氢后VR
总质量流量，kg/小时
计算的黏度100℃，厘泊
°API
温度，℃
压力，kg/cm2

8
4
1806
15509
173
17500
2.8
25.3
342
1.8

0
0
774
9254
2
10000
2.8
25.3
170
1.8

0
0
24
10250
225
10500
5.1
22.5
94
2.2
1.1.3生产过程简述
SSOT的生产过程：
SSOT装置以减压瓦斯油为原料，先经过过滤器过滤掉25μm的杂质，然后和循环氢气混合进入高压反应器。在催化剂的作用下，原料发生裂化和加氢反应，脱掉原料中大部分的硫、氮杂质，同时有50%的原料转化为轻质产品。反应器出口流出物进入分馏系统，从而分馏出液态烃、石脑油、航煤、柴油和加氢尾油。
SSOT工艺过程中主要的反应是加氢和裂化反应，同时进行脱硫、脱氮、脱金属、异构化、烯烃饱和和芳烃饱和等反应。
VRDS的生产过程：
加氢处理反应是在高温、高压条件下进行。在减压渣油加氢脱硫装置中，冷高分(CHPS)的操作压力为15.11～15.44MPa，从开工初期(SOR)到开工末期(EOR)，催化剂的平均温度将从390℃升到406℃。
加氢处理最基本的反应，按转化率从大到小的顺序为加氢脱硫(HDS)，加氢脱金属(HDM)，加氢脱氮(HDN)，加氢裂化和芳烃饱和。对于VRDS装置来说，脱硫、脱氮、脱残碳和芳烃饱和都是构成氢耗和放热的主要反应。下面将分别对各反应过程进行简要介绍。在反应方程式中，字母“R”代表一个高分子的烃基，而碳原子(C)和氢原子(H)仅代表参与反应的一小部分。
1.2 产品介绍

1.2.1原辅材料质量
项目名称
单位
指标
备注
新氢
纯度
%（v/v）
≮95
△
原料油
含水量
%
≯0.05
△
95%
℃
≯365
△

1.2.2主要工艺控制指标
序号
项 目 名 称
仪 表 位 号
单 位
设计值
控 制 指 标
备 注
1
低分D104液面
LIC2105
%

50±20
△
2
低分D204液面
LIC2203
%

50±20
△
3
脱硫化氢塔C101液面
LIC2106
%

50±20
△
4
回流罐D106界面
LIC2108
%

50±30
△
5
分馏塔C102液面
LIC2110
%

50～95
△
6
回流罐D107液面
LIC2111
%

50±30
△
7
总进料量
FIC2102+
FIC2202
t/h

35～168
计算所得
8
原料罐D101N2封压力
PIC2101
MPa

0.15±0.02

9
原料罐D108N2封压力
PIC2113
MPa

0.15±0.02

10
反应器R101入口温度
TIC2101
℃

280～360
※
11
反应器R201入口温度
TIC2202
℃

250～360
※
12
反应器R101总温升

℃

≯80
※计算所得
13
反应器R201总温升

℃

≯120
※计算所得
14
反应系统压力
PIC2106、PIC2208
MPa

6.2～7.2
※
15
冷高分D103液面
LIC2103
%

50±20

16
冷高分D203液面
LIC2201
%

50±20

17
冷高分D103界面
LIC2104
%

50±20

18
冷高分D203界面
LIC2202
%

50±20

19
热低分D104压力
PIC2108
MPa

0.8±0.1

20
冷低分D204压力
PIC2207
MPa

0.8±0.1

21
分馏塔C102顶温度
TIC2106
℃

120～180

22
回流罐D107压力
PIC2112
MPa

0.08±0.03

23
脱硫化氢塔C101吹汽
FIC2113
t/h

0.4～2.5

24
柴油出装置温度
TI2168
℃

≤50

25
柴油出装置温度（冬季）
TI2168
℃

30～50

26
汽油出装置温度

℃

≤40

1.2.3产品、中控产品质量
序号
物料名称
取样点
项目名称
单位
控制指标
备 注
1
柴油
柴油采样点
硫含量
%
≯0.08
△
闪点
℃
≮57

腐蚀

合格

3
净化瓦斯
净化瓦斯采样点
净化瓦斯中H2S
mg/m3
≯100

去重整净化瓦斯中H2S
mg/m3
≯40
做制氢原料
4
军柴
柴油采样点
硫含量
%
≯0.1

闪点
℃
≮67

腐蚀

合格

胶质
mg/100ml
≯8

5
加氢轻馏分油
柴油采样点
硫含量
%
≯0.001

闪点
℃
≮35

腐蚀

合格

2
汽油
汽油采样点
终馏点
℃
170±5
生产重整料
终馏点
℃
≯230
生产裂解料
1.2.4动力消耗指标
装置动力消耗见下表（设计值）
序号
名称
年耗单位
年耗数量
能耗单位
能耗系数
数量*104MJ
1
循环水
104t
1097
MJ/t
4.19

2
电
104kwh
2879
MJ/kwh
12.54

3
蒸汽1.0MPa
104t
-10
MJ/t
3182

4
燃料气
104t
1.3
MJ/t
41868

合计

单位能耗：MJ/t
1.3工艺流程简述与生产原理
1.3.1 VRDS车间工艺流程简述
1.3.1.1基本设计综述
可以用如下简化的方块流程图对中石化齐鲁石化胜利炼油厂VRDS装置作简单说明。

图 1-1
正如以上方块流程图所示，该工艺可分为如下四个主要部分：
（1）反应部分
（2）精馏部分
（3）补充氢气压缩机部分
（4）氢提纯部分
1.3.1.2反应部分
反应部分中包含了大多数的高压设备，如下：
·进料系统：稀释油和、进料混合并预热、过滤，然后通过泵使进料达到反应压力。
·反应器系统：进料油与氢混合后，加热，并在催化剂的作用下进行催化加氢反应。
·高压反应器产物系统：高压下分离并冷却反应产物，并用水脱除循环气中的氨。油品则送往低压器反应产物系统。
·循环气系统：将H2S从循环气中脱除，将富氢循环气压缩作为进料气造反应系统，并作为急冷介质送至固定床反应器。
·低压反应器产物系统：闪蒸并脱除反应系统生成油中所溶解的气体／富氢气送至补充氢压缩机部分回收。其它油汽作为酸性废气出装置，脱除了汽体的油则送往分馏部分。
1.3.2 生产原理
1.3.2.1 渣油进料的分子结构
渣油的分子大且结构复杂，其分子量约为500—1000。硫、氮、金属及氧存在于渣油分子的碳原子支链或稠环上。渣油的高沸点馏程部分是含多稠环的沥青质，其结构极为复杂。沥青质不溶于正庚烧和其它低沸点直链碳氢化合物。沥青质的存在与其所含金属有关，存在于其中的金属一般是镍和钒，它们都使催化剂中毒。
1.3.2.2加氢处理催化剂
为了脱除渣油进料是金属和流，必须在装有几种不同类型催化剂的反应器中对其进行加氢处理。这些催化剂为加氢反应提供了反应场所，从而增大了脱硫、脱氮、脱金属及加氢裂化反应的速度，催化剂是浸清了金属助刘如镍、钻及钻的多孔银质材料，加氢反应主要发生在催化剂内部．油及氢分子必须通过催化剂孔隙进入内部，到达催化反应场所。

图1-2
1.3.2.3催化剂失活
在VRDS操作中，催化剂会逐渐失去活性并结垢，逐渐丧失促进加氢反应的能力。由于结焦及金属硫化物产生结垢，从而逐渐阻碍了原料分子进人催化剂内部的某些反应场所，为了弥补这一点，必须使反应器升温，升温加快了其余反应场所的反应速度，从而使脱硫（HDS）仍保持在所需水平上。“结垢率”指的是为了弥补催化剂活性损失而必须升温时的速率。其值起始较高，然后渐趋平稳，在开工末期时再次升高。开工期间，结焦及金属结垢的情况决定温度一时间曲线的形状。
开工初期结垢率较高的情形一直持续到在催化剂上形成了重油与焦炭的平衡层。与此同时，部分催化场所因进料中的金属沉积而失活。根据进料及操作条件，其持续时间一般为及到4个周。在此期间，为了将因结焦而引起的催化剂结垢水平控制在许可范围内，必须逐渐提高固定床层的温度。如果升温速度高于推荐值，就会使催化剂过度结垢，这是由于新鲜催化剂的活性很高，结焦过多所致。随后，催化剂的活性会因此而下降，同时也会缩短开工周期。
在此之后，即使有更多的金属沉积及结焦形成，催化剂的活性下降也会很慢。为了最大限度地抑制结焦，必须保持高氢分压。临近开工末期时，进料中的金属开始阻塞前面催化剂床层上催化剂的孔隙，因而结垢加速。这就使得未经处理的进料与更为灵敏的下游催化剂接触，从而导致催化剂活性下降得更快。
1.3.2.4加氢反应
因为加氢反应是在高温、高压条件下进行，因此加氢处理单元需要特殊的反应器。VRDS装置中，冷高分（CHPS）的压力为151.1—154.1 kg/cm2（g），从开工初期（SOR）到开工末期（EOR），催化剂的平均温度（CAT）将从390℃升到406℃。
主要反应包括加氢脱硫（HDS），加氢脱金属（HDM），加氢脱氮（HDN），加氢裂化以及芳烃饱和。下面各小节将分别予以讨论。在反应方程式中，字母“R”代表一个高分子量的烃基。而碳原子（C）和氢原子（H）只代表参与反应的一小部分分子。
1、加氢脱硫（HDS）
氢气与含硫化合物反应。生成碳氢化合物和硫化氢（H2S），从而脱除VR进料中的硫。反应的副产品H2S在经过一系列的高、低压分离器后从反应产物中分离出来，只剩下烃类产品。H2S在H2S吸收塔（C－1340和C－1341）内基本得以脱除。典型的脱硫反应是将硫醇或噻吩转化为直链或带侧链烷烃和H2S。典型的脱硫反应列举在下面。
脱硫反应释放的热量约为470kcal／Nm3氢耗。由于脱硫是主要反应，因此所释放出的热量在反应器内放出的总热量中占相当大的比例。
加氢反应举例如下：

图1-3
2、加氢脱氮（HDN）
氢气与氮气化合物反应，生成氨和烃类，可部分脱除进料油中的氮。氨在经过一系列的高、低压分离器后从反应产物中分离出来，只剩下烃类产品。氨最终在来自冷高分（V－1330和V－1331）的水溶液中得以脱除，典型的加氢脱氮反应包括氢气与吡啶反应生成烷烃和氨，与喹啉反应生成芳烃和氨，与吡咯反应生成烷烃和氨。脱氮反应产生的热量约为650 kcal／Nm3氢耗。
加氢脱氮反应举例如下：
RCH2CH2CH2NH2+H2 RCH2CH2CH2CH3＋NH3
胺 催化剂 烷烃 氨
3、烯烃加氢
在所发生的加氢反应中，反应最快的是烯烃加氢。因此，在反应器系统内，基本上是所有烯烃很快就达到饱和。这些反应，热量为1200 kcal／Nm3氢耗。不过，因为渣油中烯烃含量很低，所以烯烃饱和放出的总热量并不多，如果UFR/VRDS进料中烯烃含量很高（如裂解料），就应注意控制第一床层的温度。
烯烃加氢反应举例如下：
R—CH2 CH＝CH+H2 R—CH2CH2CH3
烯烃 催化剂 烷烃
4、 芳烃饱和
进料中的某些芳轻加氢后生成环烷烃。芳烃饱和反应占总氢耗和总反应热量的很小但很重要的一部分。反应放热量在350～750 kcal／Nm3氢耗之间，这取决于饮饱和芳烃的种类。一般来说，压力越高，温度越低，芳烃饱和程度就越高。
芳烃饱和反应举例如下：

图 1-2
5、加氢裂化
在有过量氢的情况下，几乎所有的工艺中都可以发生大烃类分子转化为小分子的加氢裂化反应。加氢裂化反应释放的热量约为450 kcal／Nm3氢耗，占总反应热量的大部分。
加氢裂化反应举例如下：
H2 + RCH2CH2CH2CH3 CH3CH2CH3＋ RCH3
6、加氢脱金属（HDM）
UFR／VRDS催化剂也能脱除在渣油环状结构中的金属。含金属的烃分子与氢反应生成金属硫化物，沉积在催化剂表面上。
当这些金属硫化物覆盖在催化剂上的活性金属（钻、镍、钥）催化中心时，催化剂的活性就不断下降。沉积在催化剂孔的开口附近的金属硫化物比催化剂颗粒内的多，结果是孔径开度逐渐变小，导致催化剂活性迅速丧失。脱金属（HDM）催化剂一般比脱硫（HDS）催化剂的孔隙大，以防止孔的开口堵塞。为了获得所期望的催化剂活性，最好迫使金属沉积在脱金属（HDM）催化剂上，以避免反应器第二及第三固定床上的催化剂过早失去活性，这两个床层上的催化剂孔径较小，大多数的加氢脱硫反应也发生于此。
钒大多沉积在催化剂内部，孔隙开口附近。而镍则更为均匀地沉积在催化剂颗粒中。在这个反应中，有机束缚在金属原子上的氮被说除了；一个氢分子替代了环状结构中心的金属及氢原子。
7、脱残炭（HDMCR）
按照定义，残炭是在不加氢的情况下高温加热渣油得到的固体残渣。在这些条件下，沥青质和胶质上的侧链被裂解掉。得到的裂解产品及油中的其它轻分子被汽化了。剩余的多环芳烃核心部分裂解并与同类小分子聚合，形成类似焦炭的物质，这种物质被称之为残炭（MCR）。MCR是一种与ASTM测量值相当的残炭值（与康拉特逊残碳值）或CCR相当。
在加氢反应器内，进料中沥青质和胶质的测链断裂生成了小分子并被加氢。脱残炭的步骤如下：
（1）饱和多环芳烃环。
（2）裂解已饱和的芳烃环。
（3）使大分子转化为小分子，氢气的存在抑制了生成焦炭的聚合反应，由此得到的产品几乎不含能够形成焦炭的大分子，因此产品中的MCR浓度较低。
1.3.3工艺流程控制
1.3.3.1进料系统
UFR／VRDS装置的日处理量为 148.8m3/h，进料来自常减压装置及罐区，温度为150℃。应尽量减少来自罐区的原料。VR进料去原料缓冲罐（V—1300），流经预热反应器时升压，在E—1300中与减压塔二号侧线换热。在E—1301中与减压分馏塔回流换热，然后与与来自稀释缓冲罐（V－1318）的稀释油混合。VR／稀释油混合和进料经E一1305与减压分馏塔底油，E一1306与常压分馏塔底油换热，并在F—1310／11的对流室中预热。
预热后的进料经过过滤脱除其中的固体颗粒，否则这些自体颗料就会沉积在每列每一台。固定床反应器催化剂床层的顶部。过滤后的进料去滤后进料缓冲罐（V－1310）。自 V－1310滤后进料一分为二，进入滤后进料泵的入口。来自每台进料泵的高压滤后进料分别流向其相应的反应器内。
1.3.3.2反应器系统
反应器系统为并联的两列。在3.4.3到3.4.3.6部分中，考虑到A、B两列相同，我们将只讨论A列，进料油分为两路进人每列中：
主线在进人反应器进料／HHPS（热高分）油汽换热器（E—1320）及反应器进料／反应产物换热器（E—1310A＆B）之前与预热过的富氢气体（循环气体+补充氢）混合。
副线走旁路经反应器进料HHPS蒸汽换热器及进料／反应产物换热器，A列中的流量由TIC－1052控制。旁路减少了从进料／反应产物换热器回收来的热量，且有助于控制去HHPS（V－1320）（热高分）的反应产物的温度。
反应器进料气最初在HHPS（热高分）油汽总的气体换热器（E—1330）管程中加热。UFR混合进料的气／油比设计为236Nm3／m3（以VR+稀释油为基础）。气体以规22550 Nm3／小时的流量进人每台上流式反应器（UFR）。剩余气体则用作固定床反应器进料气。固定床反应器的气邮比是548 Nm3／m3，气体流量为55074 Nm3／小时。气／油也是以VR+稀释油为基础计算得出来的，即使进料处理不足95.3m3／小时，仍应保持每列总的气体流量，从而改善反应器流量分布（通过保持进料速度），并有助于控制反应器温度（通过提供一种降温手段）。在任何情况下保持气体流量不变对于最大限度地降低反应器进料加热炉内的结焦也是至关重要的。另外，为了避免破坏UFR内的流动状态以及可能产生的催化剂损耗，UFR的气体流量应禁止超过22600 Nm3／小时。
1.3.3.3 UFR进料／HHPS油汽换热器
UFR进料气经预热后与进料油混合，在UFR进料／HHPS油汽换热器（E—1320）中与热高分（HHPS）油换热后进一步得到预热。UFR进料／HHPS油汽换热器将HHPS油汽冷却到281—287℃并最大限度地预热UFP油和气体的混合进料，减少反应器进料加热炉（F—1310）的负荷。
1.3.3.4进料／反应产物换热器
UFR进料／反应产物换热器换热器（E—1310）中与反应产物换热后进一步得到预热，进料／反应产物换热器换热器有两方面的作用：一方面，将反应产物冷却到373－387℃，另一方面，最大限度地预热UFR进料混合物，从而使反应器进料加热炉（F—1310）的负荷降到最小。但是通过F－1310产生的ΔT应一直保持在25℃或更高一些，以便于在紧急状态下热量可以从反应系统快速释放出来。设定送入E—1310A＆B进行预热的进料油总量，使其能够保持HHPS（热高分）的温度。
1.3.3.5进料气／反应产物换热器
固定床反应器补充进料气在进料气／反应产物换热器（E—1312）中通过与反应产物换热后进一步得到预热。换热器E－1312的作用是将反应产物冷却到371℃并且加热固定床反应器进料气，它有助于调节固定床反应器的入口温度及热高分（HHPS）的温度，还能降低E—1310A&B所需的制冷量，因此，不需要因流量提高而改动现有的换热器。
1.3.3.6反应器进料加热炉
混合进料从进料／反应产物换热器出来后，在反应器进料加热炉（F－1310）中完成最后阶段的加热，通过控制加热炉火焰大小论到所需的UFR入口温度（开工初期为380℃，开工未期为390℃），在F—1310出口上的TIC—221控制着加热炉燃料气的流量，另外，每个炉膛内各个温度指示器监视着辐射室的炉管表面温度。
1.3.3.7上流式反应器（UFR）
在每列反应器中，UFR是有三个催化剂床层的上流式反应器，其主要的工艺目的是在稳定状态下操作UFR，大幅度地降低进料中的金属含量，以防止固定床层反应器内催化剂过早失活，UFR的操作目的是维护恒定的气体出口流量，并且使反应器入口温度保持在380一390℃范围内（开工初期为 380℃，开工末期为 390℃）。因此，UFR的工艺条件不随原料性质的变化而调整。
加热后的UFR进料（油氢混合物）进人反应器底部，向上流动通过球形催化剂颗粒填充床层。因为是上流方向，所以UFR催化剂床层轻微悬浮。
气油混和进料进入反应器后，折流锥体削弱了进料的动量。进料流经升气管盘，均匀地穿过反应器床层。进料油则通过催化剂床展。每台UFR有三个催化剂床层。层间内构件的作用是混合油气并使反应物质均匀分布。
每列中活性UFR催化剂的总量约为186m3，则在设计流量下，以VR为基础，液体在UFR内的平均停留时间约为2.5小时。
当进料流量，类型或者W产品规格要求发生变化时，我们建议不要为了控制UFR催化剂的活性而将催化剂的平均温度（CAT）调整到390～400℃范围以外，UFR与固定床层反应器不同，其温度不应随工艺条件，如进料类型（金属总含量）或进料流量的变化而变化。只有在开工初期的操作中，UFR的温度可以较大范围内变化。
UFR的入口温度应稳定保持在设计值380～390℃内，可通过调整反应器进料加热炉的火焰大小，燃气流量来达到UFR入口温度的要求值。如此严格地控制温度是为了保持UFR入口处稳定的粘度和流态，从而最大限度地减小催化剂搅动和磨损。
因为脱金属反应的同时伴有放热的加氢反应，所以必须注射急冷油以控制UFR的温升并达到所需的催化剂平均温度（CAT）。出口温度可以通过改变注射UFR催化剂床层间的急冷油的流量大小来控制。层间温度控制器（TIC—100S与TIC—1011）调节急冷油的流量。每个控制点的急冷油流量都是可控的，因此，中部床层的出口逾度与顶部床层的基本相同。
稳定的流态有助于保持催化剂床层稳定，同时也有助于减少UFR催化剂伯磨损；当床层悬浮控制到最小时，催化剂颗粒运动就会受到阻碍，这就避免了颗粒之间的相互摩擦，但是，进料粘度或入口气流量突然增大会加剧床层悬浮以及催化剂额位之间的相互摩擦从而产生大量的催化剂粉末，这是应该避免的。
VRDS装置中，如果新鲜VR进料的粘度过高；就不能实现在最佳稳定流态下操作UFR。因此，UFR的设计中要求能够通过来自VRDS分馏部分的低粘度馏出物的循环来控制进料粘度。控制进料粘度对于保持最佳流态，最大限度地减少UFR催化剂床层事故以及降低固定床展反应器的压降是很重要的。
已部分脱除金属的进料与氢气一起从顶部流出UFR。出口装有出口篮，其上覆盖了一层筛网以防止催化剂跑出。反应产物随后用急冷油冷却。以达到固定床反应器的进料温度。
1.3.3.8固定床反应器
每列中，油气混合进料要流经三台固定床反应器，第一台是单个床展的保护性反应器，其它两台均为两个床层的反应器，反应器设计成为装有加氢催化剂；并能控制度应状态。反应器内构件可实现以下功能：
·支撑催化剂
·均匀分布反应物流
·提供温度控制
油气混合进料经进人反应器，其初始动能受入口自阻挡而减小。入口篮能够阻挡住所有大颗粒，并使液体均匀分布到下面的多孔塔盘上。在R—1320/21及R—1330/31中，多孔塔盘上通过形成小的压降而使油气混合并均匀将其分布到下面的升气管塔盘。液体汇集在升气管培盘上并从升气管上的小孔（一个14mm的主孔，距升气管基板32mm，另一个是16mm的“安全”辅孔，距离升气管基板157mm）排放到催化剂表面下。而R—1310/11中使用的是沙帽塔盘来混合及均匀分配气体和液体。
随后，油经过个多层催化剂级配系统“过滤”以脱除在进料过滤器或UFR中未能脱除的固体颗粒，并使进料均匀分布。除此以外，级配催化剂还能促进脱金属反应。随着油逐渐穿过床层，所接触的催化剂越多，反应速度就越快，反应器系统中包含着多层催化剂。其活性随着深度的增加而增大。顶部床层的催化剂活性最弱，但具有较高的金属容量。这些说金属催化剂占固定床活性催化剂总量的17％。鉴于几乎全部的金属在UFR及第一台固定床反应器中已被脱除，其余83%的固定床催化剂则为活性更强的脱硫催化剂，它能更为有效地降低产品油中的硫及残炭（MCR）的含量，使其达到所要求的水平。
每列中固定床活性催化剂的总量约为 240m3，液体在固定康层中的平均停留时间约为 3个小时（按设计值量计，以VR为基础）。
因为加氢处理反应是放热反应（产生热量），随着进料通过床展以及反应的逐步进行，催化剂床层的温度也逐渐升高。为了控制通过反应器床层的温升以及反应速度，在催化剂床层间引人了“急冷”循环气。由层间温度控制器（TIC－269，TIC－295，TIC－321，TIC一343）来调节急冷气的流量大小。雪弗隆的经验表明：如果一台反应器中穿过任一床层的温度变化超过50℃，那么加氢裂化/加氢处理操作就会变得不稳定，甚至失控，非常危险。一般地，我们建议在正常操作下，每台反应器中穿过任一床层的温度变化（ΔTbed）不应超过25℃。
同一切线上不同高度测得的温度（穿过一个床层的温度变化）表示的是床层内反应的程度。不同切线上同一高度测得的温度表示反应物流均匀分布的程度和场所。
反应器之间的输油线，反应器入口和催化剂床层间的急冷气分布金能够确保反应物质与急冷气