加氢裂化反应系统操作法
1.1岗位的任务和职责
1.1.1岗位任务
1.1.1.1以减压馏份油、丙烷轻脱油为原料，按工艺操作标准和工艺卡片的要求，操作加热炉、反应器、高压分离器等主要设备，采用加氢精制、加氢裂化和气液分离等过程，除去原料中硫、氮、氧等化合物，并实现原料油裂解成轻组分
1.1.1.2以冷低分油为吸收剂，进一步回收脱丁烷塔顶和脱乙烷塔顶干气中的液化气组分，最大可能回收液化气组分。
1.1.1.3采用化学吸收的方法，利用贫胺液（MDEA）将低分气中的硫化氢脱除，为PSA提供合格的氢气回收原料。
1.1.2岗位职责
1.1.
2.1严格按工艺卡片、平稳率指标及车间规定控制操作，保持总进料的相对稳定，平稳反应温度和压力，为其他岗位平稳操作创造条件。
1.1.
2.2根据加工量、原料性质变化及时调整操作参数，控制Ｒ1001出口氮含量，保证合适的反应转化率，降低氢耗。
1.1.
2.3及时对反应器各床层及各点温度、R1001、R1002床层压降变化、加热炉各点温度的监控，对异常情况作出准确判断与处理。
1.1.
2.4平稳控制循环氢量、C1001返回量及排放量，控制好循环氢纯度，保证氢分压和氢油比满足工艺要求。
1.1.
2.5该岗位对本系统的所有设备、机泵及仪表设备进行定期巡检及不定期检查，有异常情况及时汇报班长并做相应的处理措施，做好操作记录。
1.1.
2.6遇到异常情况岗位应冷静分析，准确判断，采取一切有效的方法恢复平稳操作；对报警与联锁动作作出快速判断，紧急情况下，有权实施反应岗位紧急联锁。
1.1.
2.7平稳操作轻烃吸收塔和低分气脱硫塔，保证干气和脱后低分气质量合格。
1.2操作因素分析
1.2.1反应系统
1.2.1.1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。
本装置是按60万吨/年的生产能力设计的（如果改为一次通过，可达80万吨/年的规模），每台反应器装有符合装置能力所要求的催化剂量。因此，在与设计进料率相应的同一条件下，当进料量减少时，则催化剂的用量就显得富裕，工艺参数也就不能在这同一条件下操作，我们把这种情况称做低空速。为了避兔过量转化，在这种条件下需要降低催化剂床层温度。我装置在实际生产中，可能存在低空速问题，要根据转化率变化，及时调整催化剂床层温度。
1.2.1.2．反应压力
反应压力的实际因素是氢分压。反应压力的选择与处理和原料性
质有关，原料中含多环芳烃和杂质越多，则所需的反应压力越高。在
确定装置压力等级时主要从原料油性质、转化率、预计的反应温度和
体积空速的匹配、产品质量要求等方面加以综合考虑；由于装置进料
中含减四线和DAO，而且减四和DAO两股物料占总进料的26~38m%，混
合原料馏程的50%馏出温度高达469?C，95%馏出温度已达577?C，干点
超过600?C。这种原料油已经不是我们通常认为的“常规高压加氢裂化
装置原料”，如果要求在70%以上的高转化率下运转，宜在高压下操作。
提高系统的氢分压，可促使加氢反应的进行，烯烃和芳烃的加氢速度
加快，脱S、脱N率提高，对胶质、沥青质的脱除有好处。故所得产品
的溴价低，含S、含N化合物少，油品安定性好，同时还可防止或减少
结焦，有利于保持催化剂活性。
反应器入口H2分压用下式求得:
[循环气中氢分子数+新氢中分
子数]
氢分压（Mpa）=反应器入口压力*
[循环气中氢分子数+新氢中分子数
+进料分子数]
反应部分的操作压力是在V1012入口压力PIC1118保持1.7MPa(157公斤/厘米2)(表)，此压力在整个操作周期都必须保持基本
恒定。
为了维持压力恒定，在冷高压分离器装有一个压力调节器与新氢
机系统的逐级递反配合调节，控制反应系统新氢补充量，实现反应系
统压力稳定。
1.2.1.3 氢油比
氢油比的大小或循环气量大小直接关系到氢分压和油品的停留时
间，并且还影响油的汽化率。循环气量的增加可以保证系统有足够的氢分压，有利于加氢反应。此外，过剩的H2可起到保护催化剂表面的作用，在一定的范围内可防止油料在催化剂表面缩合结焦，同时，氢油比增加可及时地将反应热从系统带出，有利于反应床层的热平衡，从而使反应器内温度容易控制平稳。
但过大的氢油比会使系统的压降增大，油品和催化剂接触的时间缩短，从而会导致反应深度下降，循环机负荷增大，动力消耗增大。
循环氢气量(标米3/时)
氢油比=
进料量(米3/时)
通常循环氢流量在催化剂整个运转周期内应保持恒定，因为经常改变压缩机的操作是不可能的。为适应设计进料率到反应器入口的循环氢流量，必须维持下面的数值：
对精制反应器：
R1001入口混氢标米3/时
=900
(新鲜原料十循环油) 标米3/时
对裂化反应器：
（R1001入口混氢十R1001急冷氢十R1002入口冷氢）标米3/时
=900
(新鲜原料十循环油)米3/时
在设计进料流率时，采用上述氢油比，在低于设计进料流，采用高一些的氢/油比。在比设计进料流率高时，不要使循环氢的循环量大于设计数字，因为这会影响保留的急冷氢，所以高于设计进料流率时，氢/油比将小于上述数值。
1.2.1.4空速
降低空速，则原料反应的时间延长，深度加大，转化率提高。但空速过低，二次裂解反应加剧，虽然这时总转化率可以提高。但生成的气态烃也会相应的增加。同时，由于油分子在催化剂中的停留时间延长，在一定的温度下，缩合结焦的机会也随之增加，因此，长期的低空速对催化剂活性不利，空速的选择随原料油性质和催化剂活性的不同而不同，空速的增大意味着处理能力的增大，为达到合适的转化率，必须提高反应温度。故在不影响原料转化深度的前提下，应尽量提高空速。但空速的增加受到设备设计负荷的限制和相应的温度限制。
1.2.1.5催化剂活性
催化剂活性对加氢裂化操作条件、产品收率和产品性质有着显著的影响，提高活性可以降低反应器温度和压力，提高空速或降低氢油比。
提高催化剂选择性，则可以生产更多的目的产品，减少不必要的副反应，增加催化剂的抗毒能力。
随着开工周期延长，催化剂活性逐渐下降，此时必须相应提高反应温度，以保持达到设计的转化率。应当指出，在生产过程，操作水平的高低及各种不正确的操作方法，均对催化剂活性有较大影响，必须
引起有关人员注意。
1.2.1.6循环氢流量和纯度
a. 循环氢流量
循环氢主要作用是：使反应系统保持高的氢分压；作为热传递载体，在催化剂床层之间加入足够的急冷氢，把热量及时带走，以控制催化剂床层的温升；促使液体进料均匀分布在整个催化剂床层，以抑制热点形成，从而提高反应性能。
当循环氢的流量较高时，上述作用较为明显，而这些作用都有利于抑制催化剂的结焦。因此，在整个运转期内，应使循环氢的流量保持在允许的最高值上。
当进料空速降低时，可以通过调节循环氢流量，使催化剂床层压降保持在最佳范围内，以改善流体分布，但当进料空速增加时，应相应提高循环气流量。
b.循环氢纯度
循环氢纯度与催化剂床层内部的氢分压有直接的关系，当系统总压不变时，循环氢纯度越高，氢气分压越高。
实际生产中，保持较高的循环氢纯度，则可保持较高的氢分压，有利于加氢反应，是提高产品质量关键的一环，同时保持较高的循环氢纯度，还可以减少油料在催化剂表面缩合结焦，起到保护催化剂表面的作用，有利于提高催化剂的活性和稳定性，延长使用期限。但是，如果要求过高的循环氢纯度，就得大量地排放废氢。这样，H2耗增大，成本提高，一般循环氢纯度控制在90%。
循环氢纯度本身与排放气流量及反应器中烃类气体产率有关，应按
设计要求控制循环氢的纯度，如果氢纯度低于90%，则需要从装置中排出部分循环氢和增加新氢用量，以保证反应器的氢分压。
为有效指导生产，在循环氢管线上提供了一台在线氢气分析仪，操作人员可根据分析结果，控制循环氢纯度。
1.2.1.7 原料性质
原料油性质的变化对加氢裂化过程有重要的影响，对原料油性质变化影响最大的是上游加工装置的波动，如上游的常减压装置，在原油切换和调整操作过程中，应尽量保持平稳操作，避免有较大的波动，如控制各侧线拔出率、降低上下侧线组分的重叠、携带；材质升级，降低腐蚀，减少过程铁等杂质等；否则对本装置将产生非常严重的影响，而且这种影响持续时间长，一般都在一周以上。
原料性质中对原料干点、重金属含量（Fe、Na、V、Ca等）、杂质（S、N、CL-）、残炭、胶质和沥青质等要严格限制。
在实际生产中，原料性质的相对恒定是搞好平稳操作的一个重要因素，操作中往往需按照原料所含硫和氮的量调整反应器精制床层温度，如果原料变重，需升高裂化床层温度以维持一定的转化率。
1.2.2脱硫系统
装置设置低分气脱硫塔，采用三段散堆填料，具有压降小、气液分配均匀、接触充分的特点；利用贫胺液（MDEA）对H2S的化学吸收，脱除低分气中的H2S，脱硫后低分气进PSA装置回收氢气，该系统的操作必须保证脱后低分气含硫合格，影响系统操作的因素主要是温度、贫胺液浓度和流量、压力等。
1.2.2.1低分气温度与贫胺液温度
为了防止低分气带到脱硫塔内的烃类聚集而造成溶剂发泡，故进脱硫塔的贫胺液温度必须控制在比低分气进塔温度高5-6℃的水平。由于我装置使用的贫胺液（MDEA）由硫磺回收装置供应，为达到温差的要求，在贫胺液进装置后，设置E1024套管换热器与E1004出口的柴油换热，来加热贫胺液，使其控制在30-40℃范围内。通过手动调节。
1.2.2.2贫胺液浓度
提高贫胺液浓度，相当增大了进入脱硫塔的胺量，有利于吸收H2S 提高脱硫低分气的质量。当进料气负荷不变时，提高贫胺液浓度则可以降低循环量，但是贫胺液的浓度不能过高，否则会使贫胺液发泡，造成冲塔，而浓度过小则要增加循环量，加大了脱硫塔负荷，因此贫胺液浓度应控制在30%左右，具体由供方硫磺回收装置控制，本装置要按时对贫胺液的浓度进行监测，及时联系硫磺回收装置，以保证脱硫塔操作平稳性。
1.2.2.3贫胺液循环量
提高贫胺液循环量增加吸收H2S的效果，有利于吸收向H2S被吸收的方向进行，但过大的循环量对脱硫塔操作也不利，将增大脱硫塔操作负荷，严重时会使MDEA发泡冲塔，过小将使贫胺液在填料中分配不匀，可能出现偏流，造成脱后质量不合格；所以，要根据脱后低分气质量控制合适的循环量，在保证质量的前提下，降低运行成本。
设计贫胺液循环量为1t/h。
1.2.2.4脱硫系统压力
脱硫塔压力主要来自低分气的压力，压力的高低将影响H2S被吸收的效果，提高压力对脱硫有利，但过高的压力，将造成脱硫过度，富
胺液含H2S量过高，对硫磺回收装置的再生造成不良影响。如果压力过低，会造成脱后低分气H2S含量超标，对PSA的运行不利，还可能造成脱后低分气带液，所以，脱硫系统压力控制2.6MPa。
富胺液自压回硫磺回收装置，再生后返回，循环使用。
1.2.2.5撇油操作
为防止贫胺液在塔内发泡，可定期对脱硫塔进行撇油操作，具体操作方法如下：
a.将液面的给定值在80%，自控平稳后，把控制阀LV1503打手动，并保持液面的稳定。
b.联系外操到现场，确认撇油线流程后，先开上部器壁阀门50%，然后缓慢开下部并入富胺液线手阀1-2圈进行撇油。注意管线震动和声音变化。
c.撇油后，液面缓慢下降。当听到管线内气流声后，关上部器壁阀门，然后关闭下部并入富胺液线手阀，如果判断含油较多，可重复撇油操作；冬季注意防冻，完毕后，打开下部放空，放尽管线存液。
d.确认撇油结束后，内操手动缓慢调节控制阀LICA1503，将塔底液面缓慢调节到正常操作液面约55%后，将LICA1503投入自动。
e.撇油过程，外操应佩带防护用品，加强与内操联系，在撇油期间不得离开现场。
1.2.3轻烃吸收系统
轻烃吸收设置两段散堆填料，具有压降小、气液分配均匀、接触充分的特点；利用冷低分油做吸收剂，进一步吸收脱丁烷塔顶和脱乙烷塔顶干气中的C3、C4组分，最大可能回收液化气组分，保证干气质量；
影响系统操作的因素主要是压力、液气比、温度等。
1.2.3.1塔顶压力
对吸收过程而言，高压有利于吸收的进行；但过高的压力对设备的要求相对较高，增加设备投资；过低的压力将影响吸收效果，造成干气中C3、C4组分过高，干气不干，造成液化气收率下降，所以，我装置轻烃吸收塔操作压力1.2MPa，操作中要维持塔压，不做或减少调节。
1.2.3.2液气比
液气比是指吸收油（冷低分油）与进塔的干气之比。
增大液气比，有利吸收的进行，但过大的液气比将造成脱丁烷塔操作负荷增加，操作费用增大。过小的液气比将造成吸收油在填料中分配不匀，出现吸收不完全现象，同样造成干气不干，所以，操作中要根据进塔干气量和出塔干气质量，选择合适的液气比操作。按设计9.88t/h。
1.2.3.3温度
对吸收过程而言，低温有利于吸收的进行；由于负荷相对较小，仅控制进塔冷低分油和干气温度在40℃左右，以保证塔顶操作温度≯47℃。
1.3正常操作法
催化剂床层温度是反应部分最重要的工艺参数，每个反应操作工都必须了解影响该参数的各种因素，作出准确的判断和调节。在正常的运转中，反应温度超过正常温度0.5℃，本岗位人员应研究原因，超过l℃报告班长，并调整冷氢量和反应器入口温度。
15．3．1 R1001温度
影响因素
1.3.1.1 F1001炉出口温度。
1.3.1.2 R1001入口温度高，反应床层温度上升。
1.3.1.3 冷氢量增大，床层温度下降。
1.3.1.4原料性质变化：
a．原料硫含量增加，床层温度上升。
b．原料氮含量增加，床层温度上升。
c．循环氢纯度提高，床层温度上升。
d．新鲜进料量增大，床层温度上升。
e．原料带水量增加，床层温度晃动。
1.3.1.5循环氢H2S含量增高，催化剂活性提高，床层温度上升。
1.3.1.6 E1001原料出口温度升高，床层温度上升。
1.3.1.7进料中DAO掺炼量比例增大，床层温度上升。
调节方法
1.3.1.8调节R1001入口温度，控稳F1001出口温度。
1.3.1.9调节床层冷氢注入量。
1.3.1.10按照操作指导曲线图进行调节。
1.3.1.11控稳循环氢流量。
1.3.1.12控制好E1001出口温度。
1.3.1.13联系调度及罐区，控制好原料油性质和混合比例。15．3．2 R1002温度
影响因素
180万吨/年蜡油加氢裂化装置 一、工艺流程选择 1、反应部分流程选择 A.反应部分采用单段双剂串联全循环的加氢裂化工艺。 B.反应部分流程选择：本装置采用部分炉前混氢的方案，即部分混合氢和原料油混合进入高压换热器后进入反应进料加热炉，另一部分混合氢和反应产物换热后与加热炉出口的混氢油一起进入反应器。 C.本装置采用热高分流程，低分气送至渣油加氢脱硫后进PSA部分，回收此部分溶解氢。同时采用热高分油液力透平回收能量。因本装置处理的原料油流含量很高，氮含量较高，故设循环氢脱硫设施。 2、分馏部分流程选择 A.本项目分馏部分采用脱硫化氢塔-吸收稳定-常压塔出航煤和柴油的流程，分馏塔进料加热炉，优化分流部分换热流程。采用的流程比传统的流程具有燃料消耗低、投资省、能耗低等特点。 B.液化气的回收流程选用石脑油吸收，此法是借鉴催化裂化装置中吸收稳定的经验，吸收方法正确可靠，回收率搞。具有投资少、能耗低、回收率可达95%以上等特点。 3、催化剂的硫化、钝化和再生 A、本项目催化剂硫化拟采用干法硫化 B、催化剂的钝化方案采用低氮油注氨的钝化方案 C、催化剂的再生采用器外再生。 二、工艺流程简介 1、反应部分
原料油从原料预处理装置和渣油加氢裂化装置进入混合器混合后进入原料缓冲罐（D-101），经升压泵（P-101）升压后，再经过过滤（SR-101），进入滤后原料油缓冲罐（D-102）。原料油经反应进料泵（P-102）升压后与部分混合氢混合，混氢原料油与反应产物换热（E-101），然后进入反应进料加热炉（F-101）加热，加热炉出口混氢原料和另一部分经换热后的混合氢混合，达到反应温度后进入加氢精制反应器（R-101），然后进入加氢裂化反应器（R-102），在催化剂的作用下，进行加氢反应。催化剂床层间设有控制反应温度的急冷氢。反应产物先与部分混合氢换热后再与混氢原料油换热后，进入热高压分离器（D-103）。 装置外来的补充氢由新氢压缩机（K-101）升压后与循环氢混合。混合氢先与热高分气进行换热，一部分和原料油混合，另一部分直接和反应产物换热后直接送至加氢精制反应器入口。 从热高压分离器出的液体（热高分油）经液力透平（HT-101）降压回收能量，或经调节阀降压，减压后进入热低压分离器进一步在低压将其溶解的气体闪蒸出来。气体（热高分气）与冷低分油和混合氢换热，最后由热高分气空冷器（A-101）冷却至55℃左右进入冷高压分离器，进行气、油、水三相分离。为防止热高分气中NH3和H2S在低温下生成铵盐结晶析出，赌赛空冷器，在反应产物进入空冷器前注入除盐水。 从冷高压分离器分理出的气体（循环氢），经循环氢脱硫后进入循环氢压缩机分液罐（D-108），有循环氢压缩机（K-102）升压后，返回反应部分同补充氢混合。自循环氢脱硫塔底出来的富胺液闪蒸罐闪蒸。从冷高压分离器分离出来的液体（冷高分油）减压后进入冷低压分离器，继续进行气、液、水三相分离。冷高分底部的含硫污水减压后进入酸性水脱气罐（D-109）进行气液分离，含硫污水送出装置至污水汽提装置处理。从冷低压分离器分离出的气体（低分气）至渣油加氢装置低压脱硫部分：液体(冷低分油）经与热高分气换热后进入脱硫化氢塔。从热低压分离器分离出的气体（热低分气）经过水冷冷却后至冷低压分离器，液体（热低分油）直接进入脱硫化氢塔。 2、分馏和吸收稳定部分
职业技能鉴定国家题库 加氢裂化装置操作工(YN)初级理论知识试卷A 注 意 事 项 1、考试时间：90分钟。 2、请首先按要求在试卷的标封处填写您的姓名、准考证号和所在单位的名称。 3、请仔细阅读各种题目的回答要求，在规定的位置填写您的答案。 4、不要在试卷上乱写乱画，不要在标封区填写无关的内容。 一、单项选择(第1题～第160题。选择一个正确的答案，将相应的字母填入题内的括号中。每题0.5分，满分80分。) 1. 反应加热炉烘炉与反应系统干燥同步进行时，辐射段炉管应通入( )循环。 A 、氧气 B 、氮气 C 、氢气 D 、净化风 2. 反应加热炉单独烘炉时对流段炉管应通入( )保护炉管。 A 、氧气 B 、氢气 C 、蒸汽 D 、净化风 3. 低压系统用氮气进行气密时，应用采用( )进行气密。 A 、肥皂水 B 、除氧水 C 、可燃性气体检测仪 D 、硫化氢气体检测仪 4. 在各压力等级下的气密静压试验中，降压速度每小时不大于( )为合格。 A 、0.03MPa B 、0.06MPa C 、0.09MPa D 、0.12MPa 5. 装置抽真空气密静压试验中，以每小时泄漏量( )以下为合格。 A 、10kPa B 、60kPa C 、100kPa D 、600kPa 6. 高压系统气密试验的压力以( )的压力为准。 A 、反应器 B 、热高分顶 C 、循环氢压缩机入口分液罐顶或冷高分顶 D 、循环氢压缩机出口 7. 高压系统气密的最高压力应达到 ( )为准。 A 、正常操作压力 B 、冷高分安全阀定压值 8. 蜡油加氢裂化装置的原料油最常用的是( )。 A 、减压蜡油 B 、初馏塔塔底油 C 、减压渣油 D 、催化常渣 9. 蜡油加氢裂化装置催化剂硫化前的原料油通常是( )。 A 、减压渣油 B 、开工柴油 C 、常压蜡油 D 、催化常渣 10. 蜡油加氢裂化装置的主要产品是( )。 A 、汽油 B 、液化气 C 、煤油 D 、常压蜡油 11. 硫化剂为微黄色、( )的液体。 A 、无味 B 、泥土味 C 、芳香味 D 、恶臭味 12. 可以作为加氢催化剂预硫化用硫化剂的是( )。 A 、缓蚀剂 B 、胺液 C 、阻垢剂 D 、二甲基二硫 13. 装置开车水冲洗的目的是( )。 A 、打通流程、冲洗杂物 B 、检查反应器施工质量 C 、检查分馏塔施工质量 D 、检查热高分施工质量 14. 离心泵密封、冲洗蒸汽的作用是( )。 A 、加热轴承 B 、加热泵体内介质 C 、降低介质粘度 D 、防止介质泄漏造成污染 15. 蜡油加氢裂化装置的反应注水要控制活性氧的含量不超过50PPm ，是由于微量氧在反应系统容易( )，对装置生产构成一定的威胁。 A 、与硫化物反应生成单质硫 B 、与氢气反应 C 、与原料油反应 D 、使催化剂床层结焦 16. 催化剂在生产、运输和储存过程中，为了控制催化剂的活性，其活性金属组分是以( )的形式存在的。 A 、还原态 B 、硫化态 C 、氧化态 D 、金属氯化物 17. 加热炉点主火嘴顺序应( )。 A 、逐个点 B 、随意点 C 、对称点 D 、单、双数相应点 18. 加热炉点主火嘴顺序应遵循的原则是( )。 A 、使炉体各部均匀升温 B 、操作方便 C 、加快升温速度 D 、快速点起全部主火嘴 19. 原料油带水应通知调度及罐区切换原料油，并在装置外循环( )分钟以上以置换管线。 A 、10 B 、20 C 、30 D 、60 20. 硫化剂可以用( )容器贮存。 A 、铜 B 、铜合金 C 、塑料 D 、碳钢罐 21. 硫化剂罐要求密封或水封的目的是( )。 A 、防止硫化剂挥发 B 、防止硫化剂跑损 C 、防止硫化剂变质 D 、防止硫化剂腐蚀容器 考 生 答 题 不 准 超 过 此 线
催化加氢学习知识总结 一、概述 催化加氢是石油馏分在氢气的存在下催化加工过程的通称。 ?炼油厂的加氢过程主要有两大类： ◆加氢处理（加氢精制） ◆加氢裂化 ?加氢精制/ 加氢处理 ◆产品精制 ◆原料预处理 ◆润滑油加氢 ◆临氢降凝 ?加氢裂化 ◆馏分油加氢裂化 ◆重(渣)油加氢裂化 ?根据其主要目的或精制深度的不同有： ◆加氢脱硫（HDS） ◆加氢脱氮（HDN） ◆加氢脱金属（HDM） 加氢精制原理流程图 1－加热炉；2－反应器；3－分离器； 4－稳定塔；5－循环压缩机 ◆加氢裂化：在较高的反应压力下，较重的原料在氢压及催化剂存在下进行裂解和加 氢反应，使之成为较轻的燃料或制取乙烯的原料。可分为： ●馏分油加氢裂化 ●渣油加氢裂化 加氢精制与加氢裂化的不同点：在于其反应条件比较缓和，因而原料中的平均分子量和分子的碳骨架结构变化很小。 二、催化加氢的意义
1、具有绿色化的化学反应，原子经济性。 催化加氢一般生成产物和水，不会生成其它副产物（副反应除外），具有很好的原子经济性。绿色化学是当今科研和生产的世界潮流，我国已在重大科研项目研究的立项上向这个方向倾斜。 2、产品收率高、质量好 普通的加氢反应副反应很少，因此产品的质量很高。 3、反应条件温和； 4、设备通用性 三、国内外几家主要公司的馏分油加氢裂化催化剂 四、加氢过程的主要影响因素 1 反应压力 反应压力的影响往往是通过氢分压来体现的，系统的氢分压取决于操作压力、氢油比、循环氢纯度和原料的汽化率等 ①汽油加氢精制 ?氢分压在2.5MPa～3.5PMa后，汽油加氢精制反应的深度不受热力学控制，而是取 决于反应速度和反应时间。 ?在气相条件下进行，提高反应压力使汽油的反应时间延长，压力对它的反应速度影 响很小，因此加氢精制深度提高。 ?如果压力不变，通过氢油比来提高氢分压，则精制深度下降。 ②柴油加氢精制 ?在精制条件下，可以是气相也可是气液混相。 ?处于气相时，提高反应压力使汽油的反应时间延长，因此加氢精制深度提高。 ?但在有液相存在时，提高压力将会使精制效果变差。氢通过液膜向催化剂表面扩散
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。冷却后的热高分气在V1004中进行油、气、水三相分离。自V1004底部出来的油相在V1004液位控制下进入冷低压分离器（V1006）。自V1003底部出来的热高分油在V1003液位控制下进入热低压分离器（V1005）。热低分气气相与冷高分油混合后，经热低分气冷却器（E1003）冷却到40℃进入冷低压分离器（V1006）。自V1005底部出来的热低分油进入分馏部分的脱丁烷塔第29层塔盘。自V1006底部出来的冷低分油分成两路，一路作为轻烃吸收塔（T1011）的吸收油，吸收完轻烃的富吸收油品由T-1011的塔底泵P-1016再打回进冷低分油的进脱丁烷塔线。依次经冷低分油/柴油换热器（E1004）、冷低分油/减一线换热器（E1005A,B）、冷低分油/减二线换热器（E1014）和冷低分油/减底油换热器（E1015），分别与柴油、减一线油、减二
120万吨/年加氢裂化装置操作规程 海南实华炼油化工有限公司 二〇一四年十一月
目录 第一章概述 (1) 第一节装置概况 (1) 第二节原料和产品 ............................................................................................................... 第三节物料平衡 ................................................................................................................... 第四节工艺流程说明 ............................................................................................................. 第五节主要操作条件 ............................................................................................................. 第六节能耗、公用工程及辅助材料消耗.............................................................................. 第七节装置内外关系............................................................................................................. 第八节分析控制 ..................................................................................................................... 第九节工艺卡片........................................................................................................第二章化学反应原理、催化剂及影响因素 .............................. 第一节反应原理 ..................................................................................................................... 第二节催化剂 ......................................................................................................................... 第三节影响因素 ..................................................................................................................... 第三章正常开工程序 ................................................ 第一节开工准备工作 ............................................................................................................. 第二节开工前的设备检查 ..................................................................................................... 第三节反应系统氮气气密、烘干催化剂.............................................................................. 第四节催化剂装填 ................................................................................................................. 第五节催化剂干燥 ................................................................................................................. 第六节急冷氢和紧急泄压试验 ............................................................................................. 第七节催化剂预硫化 ............................................................................................................. 第八节切换原料油和调整操作 ............................................................................................. 第九节原料分馏系统气密 ..................................................................................................... 第十节原料分馏系统冷油运 ................................................................................................. 第十一节分馏系统热油运及进油操作.................................................................................. 第四章正常操作法 .................................................. 第一节反应部分正常操作 ..................................................................................................... 第二节分馏部分正常操作 ..................................................................................................... 第三节循环氢脱硫操作 ......................................................................................................... 第四节加热炉操作 ................................................................................................................. 第五节空气预热系统操作 ..................................................................................................... 第六节热工部分操作 ............................................................................................................. 第七节原料油过滤器操作 ..................................................................................................... 第五章装置正常停工程序 ............................................ 第六章循氢机操作规程 .............................................. 第一节开机条件 ..................................................................................................................... 第二节开机前的检查工作 ..................................................................................................... 第三节润滑油系统的检查、准备及润滑油系统循环的建立..............................................
仅供参考[整理] 安全管理文书 加氢裂化装置说明、危险因素及防范措施 日期：__________________ 单位：__________________ 第1 页共18 页
加氢裂化装置说明、危险因素及防范措施 一、装置简介 (一)装置的发展及类型 1．加氢装置的发展 加氢是指石油馏分在氢气及催化剂作用下发生化学反应的加工过程，加氢过程可分为加氢精制、加氢裂化、临氢降凝、加氢异构化等，下面重点介绍加氢裂化加工过程。 加氢技术最早起源于20世纪20年代德国的煤和煤焦油加氢技术，第二次世界大战以后，随着对轻质油数量及质量的要求增加和提高，重质馏分油的加氢裂化技术得到了迅速发展。 1959年美国谢夫隆公司开发出了Isocrosking加氢裂化技术，其后不久环球油品公司开发出了Lomax加氢裂化技术，联合油公司开发出了Uicraking加氢裂化技术。加氢裂化技术在世界范围内得到了迅速发展。 早在20世纪50年代，我国就已经对加氢技术进行了研究和开发，早期主要进行页岩油的加氢技术开发，60年代以后，随着大庆、胜利油田的相继发现，石油馏分油的加氢技术得到了迅速发展，1966年我国建成了第一套4000kt／a的加氢裂化装置。 进入20世纪90年代以后，国内开发的中压加氢裂化及中压加氢改质技术也得到了应用和发展。 2．装置的主要类型 加氢装置按加工目的可分为：加氢精制、加氢裂化、渣油加氢处理等类型，这里主要介绍加氢裂化装置。 加氢裂化按操作压力可分为：高压加氢裂化和中压加氢裂化，高压 第 2 页共 18 页
加氢裂化分离器的操作压力一般为16MPa左右，中压加氢裂化分离器的操作压力一般为9．OMPa左右。 加氢裂化按工艺流程可分为：一段加氢裂化流程、二段加氢裂化流程、串联加氢裂化流程。 一段加氢裂化流程是指只有一个加氢反应器，原料的加氢精制和加氢裂化在一个反应器内进行。该流程的特点是：工艺流程简单，但对原料的适应性及产品的分布有一定限制。 二段加氢裂化流程是指有两个加氢反应器，第一个加氢反应器装加氢精制催化剂，第二个加氢反应器装加氢裂化催化剂，两段加氢形成两个独立的加氢体系，该流程的特点是：对原料的适应性强，操作灵活性较大，产品分布可调节性较大，但是，该工艺的流程复杂，投资及操作费用较高。 串联加氢裂化流程也是分为加氢精制和加氢裂化两个反应器，但两个反应器串联连接，为一套加氢系统。串联加氢裂化流程既具有二段加氢裂化流程比较灵活的特点，又具有一段加氢裂化流程比较简单的特点，该流程具有明显优势，如今新建的加氢裂化装置多为此种流程，本节所述的流程即为此种流程。 二、重点部位及设备 (一)重点部位 1．加热炉及反应器区 加氢装置的加热炉及反应器区布置有加氢反应加热炉、分馏部分加热炉、加氢反应加热器、高压换热器等设备，其中大部分设备为高压设备，介质温度比较高，而且加热炉又有明火，因此，该区域潜在的危险性比较大，主要危险为火灾、爆炸是安全上重点防范的区域。 第 3 页共 18 页
加氢裂化飞温事故过程分析
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２01０年３月5日蜡油加氢裂化装置事故 开停工过程分析 一装置停工原因 1.1０6-K-１02背压蒸汽压力达到4.3MPa,造成汽轮机出口背压蒸汽线上安全 阀（放空口为一向下弯头)起跳,并且安全阀未能及时复位,现场大量蒸汽喷向地面并向四周扩散,操作人员无法靠近,不能准确判断具体的泄漏位置，同时避免对系统蒸汽供应产生影响，操作人员在１0９单元关闭进１0６装置的 9.5MPa蒸汽手阀,循环氢压缩机K1０2停运,低速泄压阀启动，装置紧急停 工。 二事故停、开工经过 3月5日5:４６装置紧急停工，Ｋ１02停机,反应系统7bａr紧急泄压。泄压前后床层温度对比如下： R101A紧急泄压床层温度变化 温度点5:46泄压开始温度６:２4泄压结束温 度泄压温降 二床入口３77．63 ３62.2 1５．43 三床入口37９.05 ３62．09 １6.9６四床入口381.7 3５7．４２4.3 五床入口374.3 ３52 22．3 六床入口3６4.7 ３52.3 12.4 R10１B紧急泄压床层温度变化 温度点５:４6泄压开始温 度 ６:2４泄压结束温 度泄压温降 二床入口3７4.88 ３６2.05 1２．83 三床入口380．８4 365．5２15.32 四床入口３８0.４2 ３5６.44 23.9８ 五床入口3７5.95 354.84 ２１.11 六床入口36６.05 ３4６.02 ２0.０３ 1.３月５日７：11时向反应系统补氢充压,同时通过7baｒ放空泄压。在开K
加氢裂化分馏系统操作法 1.1岗位任务和职责 1.1.1岗位任务 1.1.1.1以加氢裂化反应生成油为原料，按工艺操作标准及工艺卡片的要求，操作加热炉、分馏塔等主要设备；采用分馏、汽提等分离方法，生产出合格的液态烃、轻重石脑油、航煤、柴油、乙烯料、轻中重润滑油组分等产品。 1.1.2岗位职责 1.1. 2.1严格按工艺卡片、平稳率指标及车间规定控制操作，保持各塔液位、压力、温度、流量平稳，平为其他岗位平稳操作创造条件。 1.1. 2.2根据反应系统操作参数的变化，正确分析操作，及时调整，保证各产品质量合格。 1.1. 2.3按工艺操作规程要求，加强对加热炉的维护和管理，对异常情况做出准确判断与处理。 1.1. 2.4对本系统的所有设备、机泵及仪表设备进行定期巡检及不定期检查，有异常情况及时汇报班长并做相应的处理措施，做好操作记录。 1.1. 2.5遇到异常情况岗位应冷静分析，准确判断，采取一切有效的方法恢复平稳操作；对报警与连锁动作做出快速判断，紧急情况下，有权实施分馏岗位紧急联锁。
1.2操作因素分析 分馏系统的目的是生产符合质量标准的各类产品，并为反应系统提供符合要求的性质相对稳定的循环油。保持分馏系统的物科平衡及热量平衡，是分馏系统的设计思想和依据，是分馏操作必须遵循的原则。 我装置分馏系统包括：脱丁烷塔（重沸炉）、脱乙烷塔、常压塔（常压进料炉）、减压塔（常压进料炉），操作遵循蒸馏原理。 1.2.1操作因素分析 1.2.1.1脱丁烷塔（T1001） a.压力 压力是产品的定性值,它决定油品的沸点,在相同温度相同组成下,决定油品的气化率。塔顶压力是靠控制塔顶分液罐的压力来实现塔的压力对整个分馏塔组分的沸点有直接影响，随着塔压升高，产品的沸点也会升高，以致给组分的分离带来更大的困难。 正常的塔压不宜改变，塔操作的稳定由温度调节控制。正常压力控制在1.55MPa。 b.温度: 脱丁烷塔两路进料：从冷低分经E1015加热后约168℃进22层；从热低分底约250℃进28层。保持进料流量温度及出料流量和温度的
第27卷第2期燃 料 化 学 学 报V ol127 N o12 1999年4 月JOURNA L OF FUE L CHE MISTRY AND TECH NO LOGY Apr1 1999渣油加氢裂化反应特性及反应机理初探Ξ 杨朝合 郑 海 徐春明 林世雄 (石油大学重质油加工国家重点实验室 山东东营 257062) 摘 要 在100ml高压釜反应器内,用ICR130H催化剂,于氢初压815MPa、搅拌转速850r/min,反应 温度390～420℃和不同的反应时间下,进行了孤岛渣油(G DVR)的加氢裂化反应实验。研究表明, 渣油加氢裂化反应具有明显的连串反应特征;焦的产率随转化率的变化与热裂化和临氢热裂化有 明显的不同,开始增加较快,逐渐趋于缓和;催化剂和氢气的存在可以有力地抑制生焦反应,同时 在一定程度上也抑制了裂化反应。对孤岛渣油加氢裂化反应的简单动力学研究表明,其裂化反应 属于一级不可逆反应,反应表观活化能稍大于热反应的活化能,认为渣油催化加氢裂化反应以热 活化过程为主。 关键词 重质油,加氢裂化,反应机理,动力学 对于渣油加氢裂化反应,无论从反应的复杂性还是产物的多样性来看,其所涉及的反应和物料组成都是很复杂的,以致对其进行分离和分析都十分困难。由于重油分子结构的复杂性,目前对重油催化加氢裂化的认识仅限于半理论性的。对反应机理和催化剂及活化氢原子的作用的认识还不尽一致。例如,活化氢原子对裂化反应速率的影响,终止大分子自由基,抑制裂化反应,则有助于提高馏分油收率,而中止小分子或中分子自由基,抑制裂化反应,则影响轻油收率,最终结果将因反应体系的具有情况和数据处理方法而异。本文通过孤岛渣油(G DVR)的加氢裂化反应实验,研究了渣油加氢裂化反应的特征,并对裂化反应机理进行了探讨。 1 实 验 以孤岛渣油(G DVR)为原料,利用工业Ni-M o/Al2O3催化剂,在100ml高压釜反应器内,于氢初压815MPa、搅拌转速850r/min,在390～420℃温度范围和不同的反应时间下,进行了加氢裂化反应实验。对气体、液体和固体产物进行了分离和分析,得到了气体、液体和焦的收率,以及液体产物的模拟蒸馏数据。 2 渣油加氢裂化反应的产物分布规律 随反应时间的增加,汽油和柴油的收率逐渐增加,开始增加比较缓慢,增加的速度逐渐加快。VG O的收率开始逐渐增加,增加速度逐渐减慢,在反应温度为410℃和420℃的条件下,其收率都达到了一个最大值,然后逐渐下降。从汽油、柴油和VG O的变化,可以看出渣油加氢裂化反应具有连串反应特性。在390℃,由于实验误差,未看到气体收率的明显变化,但在其他反应温度下,随反应时间增加,气体收率显著增加,焦的产率开始增加较快,后来趋于缓和。 对于连串反应,各产物的收率随反应物转化率的变化具有其特定的规律性,这一变化规律见图1。气体、汽油和柴油随>500℃渣油转化率的增加而逐渐增加,开始增加缓慢,后来加快。这是因为,初期中间馏分较少,重质馏分首先大量裂化生成中间馏分,随中间馏分的增加, Ξ收稿日期:1998-04-24 国家自然科学基金资助(编号:29356001)。
第一章工艺技术规程 1.1装置概况 1.1.1装置简介 一、辽阳石化分公司炼油厂加氢裂化装置是继镇海加氢裂化装置之后第二套国产化装置，由洛阳石化工程公司承担主要设计，天津四建承建。于1991年10月正式开工建设，1995年6月建成，1995年9月开车一次成功； 原设计为100*104t/a，串联式中间馏分油循环流程。1998年9月装置进行120万吨/年一次通过流程的扩能改造，1999年6月实现160万吨/年一次通过流程改造的第一步，2001年6月完成160万吨/年串联式一次通过流程改造。 原料油主要是常减压直馏蜡油，可以掺炼部分焦化蜡油抽余油。 二、装置占地：加氢裂化和制氢在一个界区内，界区的面积为228*140=31920m2，其中加氢裂化占地面积为228*80=18240m2，制氢装置占地228*60=13680m2，加氢裂化和制氢装置共用一个中心控制室、变配电间、生产办工楼和生活设施，中心控制室在制氢南侧，办工楼在联合装置的界区外。 三、装置组成：装置由两大部分组成: （一）反应部分包括原料系统、反应系统、新氢系统及注氨、注硫系统、反应部分包括：加热炉系统（F1101、F1102），加氢精制和加氢裂化反应器，高分和低分。 （二）分馏系统：由脱丁烷塔；轻石脑油分馏塔；第一分馏塔、重石脑油气提塔；第二分馏塔四个单元。 反应系统作用：原料油通过加氢裂化反应转化为轻质烃；轻、重石脑油、航煤、柴油等产品。 分馏系统作用：将反应部分来的反应生成油分馏切割成干气、液化石油气，轻、重石脑油、航煤、柴油、未转化油等产品。 四、主要材料和辅助材料的来源 （一）加氢裂化所需直馏蜡油VGO144.5*104t/a，由常减压装置提供；焦化蜡油抽余油CGO15.5*104t/a，由蜡油抽提装置提供。 （二）氢气由制氢装置及氢气提纯装置提供。 （三）燃料１、燃料气（干气＋液化石油气），3.95*104t/a； ２、燃料油3.55*104t/a，均由燃料站提供。 （四）装置开工用油：新催化剂开工用油：低氮油2000吨；正常开工柴油500吨，全馏分石脑
加氢裂化反应部分正常操作规程一、反应部分正常操作参数
二、一般规定
在开工进程中需要进行升降压、升降温，为了保证装置的安全和长周期运行，需要遵循以下规程： 1．反应器升压 在下述的任何一项操作中，反应器应按以下推荐的温度和压力限制进行操作。反应器每一次升压，在反应器所有部件的金属温度达到51℃以前，压力应不超过反应器入口设计压力的四分之一(4.125MPa)。一旦反应器在高于357℃的温度下操作过，对于以后的所有开工，在反应器各部件的金属温度没有达到93℃以前，反应器压力应不超过入口设计压力的四分之一(4.125MPa)。 2．反应器降压 在反应器正常操作压力和温度下，钢材里的氢浓度可达几个ppm，当反应器被冷却和降压时，溶解度降低，导致氢浓度过饱和。当反应器脱气时(如开停工时)必须小心防止因为过饱和的氢浓度引起钢的氢脆变。 停工时，在任一表面温度降到93℃或更低温度前，反应器应降压到或以下4.125MPa。降压时另外一个要考虑的问题是由于高流速产生高压降而增加的反应器内部构件的应力，降压速度应控制到任何一个反应器的总压降都不超过0.6MPa。 3．反应器升温 在反应器升温期间，升温速度应保持在下列限度以内。
工艺流体限制反应器表面温度 <93℃ >93℃ 进料温度变化<8℃／15分钟<14℃／15分钟 进料温度比最低表面温度比最低表面温度 最多高167 最多高167C 4．反应器降温 在反应器降温期间，降温速度应保持在下列限度以内：工艺流体限制反应器外壳金属温度 <93℃>93℃ 进料温度变化<8℃／15分钟<14℃／15分钟 进料温度比最低表面温度比最低表面温度 最多低11l℃最多低11l℃ 三、操作因素分析 1．反应温度
第一章 TPS系统介绍 第一节TPS系统结构及其主要设备 1 DCS的概念 DCS（Distributed Control）即集散控制系统，是七十年代中期发展起来的新型控制系统。 集散：“集”即为集中操作管理，有利于操作管理和更高一级的控制；“散”即为分散控制，主要目的是为了提高安全性。DCS的含义是利用微处理器或微计算机技术对生产过程进行集中管理和分散控制的系统。 一套DCS一般分为以下几大部分： (1)控制站：主要功能是完成现场数据采集和控制，它是系统的核心部分。 (2)操作站：主要功能是完成监视、操作、过程管理，实现人机对话。 (3)通讯网络：主要功能是实现在各连接物理设备之间的数据传递。 2 TPS的特点 TPS---- Total Plant Solution 全厂一体化解决方案。 a)TPS系统是第一个将整个工厂的商业信息与生产过程控制系统统一在一个平台上的自动化系统。 b)TPS系统的开放性：基于Windows NT平台的工作站。TPS被设计为Native Windows 而嵌入在NT环境中，灵活使用。 c)TPS核心技术：TPS将各种技术集成在一起。包括：Windows NT操作系统，OLE 公共软件，ODBC公共数据技术。 d)TPS提供易于操作的人机接口：即GUS，GUS基于Windows良好的人机操作界面。 e)TPS的安全性：TPS系统采用安全的工业网络。 3 TPS系统的网络结构及网络节点 湛江东兴石油企业有限公司加氢裂化装置全套引进美国Honeywell公司TPS系统。TPS 系统由网络及其网络节点构成，网络包括：LCN网（局域控制网）、UCN（万能控制网）、PIN网（工厂信息网络）、DH（数据公路）等。 “节点”____挂在网络上能完成特定的功能的电子设备,是整个控制系统的组件,每一个组件是独立的，并设计成完成系统中一些通用功能，TPS系统通过LCN和UCN网形成过程管理和控制节点，LCN、UCN为各个网络节点提供高速、冗余、点到点的通信。 东兴石油企业公司加氢裂化装置的DCS系统主要由LCN网和UCN网组成，其系统网络结构示意图如图1所示：
加氢装置 拼音:jiaqingliehuazhuangzhi 英文名称：hydrocracker 说明:加氢裂化的工业装置有多种类型。按反应器中催化剂的态不同分为固定床和沸腾床加氢裂化工艺，目前前者是主流。按反应器的作用又分为一段法和两段法。两段法包括两级反应器，第一级作为加氢精制段，除掉原料油中的氮、硫化物。第二级是加氢裂化反应段。一段法的反应器只有一个或数个并联使用。一段法固定床加氢裂化装置的工艺流程是原料油、循环油及氢气混合后经加热导入反应器。反应器内装有粒状催化剂，在 9.8-14.7兆帕（100-150公斤/厘米2）压力，氢油比约为1500:1，400℃左右条件下进行反应。反应产物经高压和低压分离器，把液体产品与气体分开，然后液体产品在分馏塔蒸馏获得产品石油馏分。一段法裂化深度较低，一般以减压蜡油为原料，生产中间馏分油为主。二段法裂化深度较深，一般以生产汽油为主。 加氢是指石油馏分在氢气及催化剂作用下发生化学反应的加工过程，加氢过程可分为加氢精制、加氢裂化、临氢降凝、加氢异构化等，下面重点介绍加氢裂化加工过程。 装置简介 (一)装置的发展 加氢技术最早起源于20世纪20年代德国的煤和煤焦油加氢技术，第二次世界大战以后，随着对轻质油数量及质量的要求增加和提高，重质馏分油的加氢裂化技术得到了迅速发展。 1959年美国谢夫隆公司开发出了Isocrosking加氢裂化技术，其后不久环球油品公司开发出了Lomax加氢裂化技术，联合油公司开发出了Uicraking加氢裂化技术。加氢裂化技术在世界范围内得到了迅速发展。 早在20世纪50年代，我国就已经对加氢技术进行了研究和开发，早期主要进行页岩油的加氢技术开发，60年代以后，随着大庆、胜利油田的相继发现，石油馏分油的加氢技术得到了迅速发展，1966年我国建成了第一套4000kt／a的加氢裂化装置。 进入20世纪90年代以后，国内开发的中压加氢裂化及中压加氢改质技术也得到了应用和发展。 (二)装置的主要类型 加氢装置按加工目的可分为：加氢精制、加氢裂化、渣油加氢处理等类型，这里主要介绍加氢裂化装置。
加氢裂化装置设计能力简介 1.1装置概况 1.1.1 装置简介 中国石油乌石化分公司炼油厂新建100万吨/年加氢裂化装置于2005年5月10日破土动工，2007年9月30日实现装置中交。由中油第一建筑公司、中油第七建筑公司共同承建。其基础设计部分由中国石化工程建设公司（原北京设计院）完成，详细设计部分由中国石化工程建设公司（SEI）和乌石化总厂设计院（UPDI）共同完成。 100万吨/年加氢裂化装置位于炼油厂建南生产规划区，建东侧与消防二队相邻，建西侧与重催装置隔路相望，建北侧与二套低温热装置毗邻，建南侧为规划预留地。装置占地面积17927.5m2。 加氢裂化装置由反应、分馏吸收稳定两部分组成。装置采用“双剂串联尾油全循环”的加氢裂化工艺。反应部分采用SEI成熟的炉前混氢方案；催化剂的硫化采用干法硫化；催化剂的钝化采用低氮油注氨的钝化方案；催化剂再生采用器外再生方案。分馏部分采用脱硫化氢塔＋常压塔出柴油方案，设脱硫化氢塔底重沸炉、分馏进料加热炉；吸收稳定部分采用重石脑油作吸收剂的方案。 加氢裂化装置主要原料为炼油厂二套常减压装置的减压蜡油（VGO）和焦化装置的焦化蜡油（CGO），主要产品为轻石脑油、重石脑油、轻柴油，副产品为干气、低分气。加氢裂化装置设计能力为100万吨/年（尾油全循环方案），年开工时间为8400小时。 1.1.2 工艺原理 1.1. 2.1加氢精制 加氢精制是馏份油在氢压下进行催化改质的统称。是指在催化剂和氢气存在下，石油馏分中含硫、氮、氧的非烃组分和有机金属化合物分子发生脱除硫、氮、氧和金属的氢解反应，烯烃和芳烃分子发生加氢饱和反应。通过加氢精制可以改善油品的气味、颜色和安定性，提高油品的质量，满足环保对油品的使用要求。 石油馏分加氢精制过程的主要反应包括：含硫、含氮、含氧化合物等非烃类的加氢分解反应；烯烃和芳烃（主要是稠环芳烃）的加氢饱和反应；此外还有少量的开环、断链和缩合反应。这些反应一般包括一系列平行顺序反应，构成复杂的反应网络，而反应深度和速率往往取决于原料油的化学组成、催化剂以及过程的工艺条件。一般来说，氮化物的加氢最为困难，要求条件最为苛刻，在满足脱氮的条件下，也能满足脱硫、脱氧的要求。 (1)加氢脱硫反应 硫的存在影响了油品的性质，给油品的加工和使用带来了许多危害。硫在石油馏分中的含量一般随馏分沸点的上升而增加。含硫化合物主要是硫醇、硫醚、二硫化物、噻吩、苯并噻吩和二苯并噻吩（硫芴）等物质。含硫化合物的加氢反应，在加氢精制条件下石油馏分中的含硫化合物进行氢解，转化成相应的烃和H2S，从而硫杂原子被脱掉。几种含硫化合物的加氢精制反应如下： 硫醇通常集中在低沸点馏分中，随着沸点的上升硫醇含量显著下降，＞300℃的馏分中几乎不含硫醇。硫醇加氢时发生C-S键断裂，硫以硫化氢形式脱除。 硫醚存在于中沸点馏分中，300—500℃馏分的硫化物中，硫醚可占50%；重质馏分中，硫醚含量一般下降。硫醚加氢时首先生成硫醇，再进一步脱硫。
加氢裂化热工部分操作规程 为了充分利用装置余热，降低能耗，装置内设置了三套蒸汽发生器和一台余热锅炉。0.5MPa蒸汽发生器(1402-E-204A/B)1406-D-606和1406-D-607产生0.5MPa(G)饱和蒸汽，饱和蒸汽在重沸炉对流室过热至170℃左右出装置；尾油蒸汽发生器(1402-E-210)1406-D-608和1.0MPa蒸汽发生器（1402-E-215）1406-D-609产生1.3MPa饱和蒸汽；反应进料加热炉对流室设余热锅炉1406-B-601产生1.3MPa 过热蒸汽；1.3MPa蒸汽与背压透平蒸汽混合并入低压蒸汽管网。 余热锅炉、蒸汽发生器的汽包给水由装置内的两台除氧器1406-D-602和1406-D-603统一提供。 尾油蒸汽发生器、1.0MPa蒸汽发生器和余热锅炉的汽包给水由泵1406－P－602A/B供给。为了回收装置内的低温热，所需除氧水先经(1402-E-216)换热器与柴油换热到125℃后再在余热锅炉1406-B-601省煤段预热到145℃进入各汽包。 0.5MPa蒸汽发生器的汽包给水由泵1406－P－603A/B供给。 除氧器除了给本装置供水外，还为渣油加氢装置和硫磺回收装置供水。 为了保证蒸汽的质量，在装置内还为汽包设置了排污冷却器、加药装置、取样冷却器等辅助系统。
（一）除氧器系统的操作 1、除氧器的投用 1）投用前的检查 ①检查除氧器的就地仪表安装齐全，指示准确并有校验记录。 ②检查除氧器系统各阀门、法兰是否安装完好。 ③检查除氧器安全阀是否已将手阀打开投用。 ④检查除氧器系统各类仪表安装校验完好，各调节自动、手动开关正确，动作灵活，水位报警灵敏可靠。 ⑤检查各处排凝、排凝阀是否关闭，严防跑冒事故的发生，除氧器顶放空打开。 1）投用操作： ①在全面检查合格后，联系调度和供水单元送除盐水，打开除盐水进装置阀。 ②用除氧器的上水调节阀（1406-LV0201、1406-LV0202）控制上水流量，在上水的同时，打开除氧器的除氧蒸汽阀，向除氧器进蒸汽（原则是先进水后通入蒸汽）并用除氧压控（1406-PV0201、1406-PV0202）控制除氧器压力为0.02MPa。 ③保持除氧器的液位正常，注意室内外液位对照，液位正常后，启动泵，在操作中应保持液位稳定。 2、除氧器的正常操作 除氧器正常操作调节参数有：除氧器水位、除氧器压力。