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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。
加氢裂化工艺流程介绍作者：董相磊曹庆峰来源：《中国化工贸易·下旬刊》2019年第01期摘要：本文介绍了高重石收率，既能走重整-PX路线，又能兼顾抽取尾油，走乙烯路线的两段全循环加氢裂化工艺流程。
关键词：加氢裂化;工艺流程;两段全循环1 加氢裂化的技术特点加氢裂化是重质馏分油深度加工的重要工艺之一，是炼厂生产轻质清洁油品的必选工艺，是燃料型炼厂向炼化一体化炼厂过渡的必选技术，是唯一能在重油轻质化的同时，生产低硫、低芳烃的清洁燃料和下游化工装置原料的工艺，它可以直接加工含硫的VGO，甚至是可以加工部分脱沥青油。
加氢裂化采取循环操作时，可以最大量生产高芳潜含量的优质重整原料，比直馏石脑油的芳潜含量高20%～30%，两段法加氢裂化工艺高附加值的重石收率可以达到70%，是大型炼厂最重要、最可靠、最灵活和最有效的加工手段之一。
2 加氢裂化工艺流程分类加氢裂化分为单段法工艺和两段法工艺，其它流程都是在这两种流程基础上演化而来的。
其中单段法工艺又分为单段串联一次通过、部分循环和全循环，两段法流程又分为两段全循环和两段部分循环。
2.1 单段串联工艺流程单段法加氢裂化从进料到反应产物导出，采用单个或一组反应器直接完成，即使使用两个及以上的反应器组，反应器之间也不存在反应物流的气-液分离过程，原料油经加氢精制后直接进入加氢裂化反应器（加氢裂化床层）。
单段法加氢裂化的特点：①精制段（精制反应器）催化剂具有较高的加氢活性（尤其是HDN活性）;②裂化段催化剂具有耐H2S和NH3的能力;③一段反应物流直接进入二段反应器，不必将H2S和NH3分离;④体积空速较低、反应温度较高，原料油的氮含量不宜过高;⑤投资和能耗相对较低;⑥受催化剂性能的制约，中间馏分油的收率一般只能达到65%～75%左右，而且初末期目的产品的选择性变化较大。
单段串联加氢裂化流程简图如下：2.2 两段法工艺流程两段法加氢裂化采用两个反应器，原料油首先在一段反应器进行加氢精制（HDS、HDN、HDO、烯烃饱和和HAD并伴有部分转化）后，进入高压分离器进行气/液分离，高分分离出的富氢气体经脱硫后进入循环氢压缩机，高分分离出的液相进入分馏塔，切割成石脑油、航煤、柴油等产品，塔底未转化油进入二段反应器继续进行裂化反应。
加氢裂化工艺流程1. 简介加氢裂化是一种常用的炼油工艺，用于将重质石油馏分转化为高辛烷值的汽油。
该工艺通过在高温和高压下将长链烃分子分解为较短链的烃类，同时加入氢气来抑制烃类的进一步裂解和脱氢反应。
加氢裂化工艺流程包括预热、加氢裂化反应、分离和再生等步骤。
2. 步骤和流程2.1 预热首先，原料石油馏分经过预热过程，将其加热到适宜的温度。
预热有助于提高反应速率和转化率，并减少催化剂的热损失。
预热的温度和时间根据具体的石油馏分和工艺条件来确定。
2.2 加氢裂化反应预热后的石油馏分进入加氢裂化反应器，与催化剂和氢气一起进行反应。
催化剂通常采用铝硅比较高的沸石催化剂，具有较好的活性和选择性。
反应器内的温度和压力控制在适宜的范围内，以提高反应速率和转化率。
在加氢裂化反应中，长链烃分子发生裂解和氢化反应，生成较短链的烃类和饱和烃。
裂解产物中的短链烃类主要是高辛烷值的汽油组分，而饱和烃主要是石蜡。
2.3 分离反应器出口的混合物进入分离器，通过分馏和其他分离操作将产物分离。
分离过程主要包括汽油、石蜡、烯烃和气相的分离。
其中，石蜡可以作为工业原料或进一步加工成蜡烛、润滑油等产品。
2.4 再生经过分离的催化剂进入再生器，通过加热和氢气的作用将吸附在催化剂上的碳杂质和焦炭燃烧掉，再生催化剂的活性。
再生后的催化剂回流到加氢裂化反应器中，继续参与反应。
3. 工艺优化和改进为了提高加氢裂化工艺的效果和经济性，可以采取以下措施进行优化和改进：3.1 催化剂的选择和改进选择具有较高活性和选择性的催化剂，通过改变催化剂的物理和化学性质来提高其性能。
例如，改变催化剂的孔径大小、比表面积和酸性等，可以调节反应的速率和产物分布。
3.2 反应条件的优化通过调整反应器的温度、压力和氢气的用量等参数，优化反应条件，提高反应速率和转化率。
同时，可以采用多级反应器和换热器等装置，提高能量利用率和催化剂的利用率。
3.3 废气处理加氢裂化过程中产生的废气中含有大量的硫化物、氮化物和有机物等污染物，需要进行适当的处理。
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。
60万吨/年蜡油加氢裂化签名日期编制：校对：审核：项目审核：审定：目录1. 概述 (3)2.工艺设计技术方案 (4)3.原料、产品、催化剂和化学药剂 (5)4.物料平衡 (13)5.工艺流程简述 (15)6.主要设备选型 (20)7.消耗指标及能效 (29)8.生产控制分析 (34)9.装置定员 (37)10.环境保护 (38)11.职业安全卫生 (40)12.对外协作关系 (47)13.设计执行的主要标准目录 (49)1. 概述本项目工程内容包括厂区内新建50万吨/年润滑油基础油改质装置界区内所有工程。
1.1装置概况本装置是河北鑫海化工集团有限公司50万吨/年润滑油基础油改质装置，本装置以直馏蜡油和焦化蜡油为原料生产石脑油、柴油和尾油。
以直馏蜡油和焦化蜡油为原料生产石脑油、柴油和尾油。
装置设计兼顾全循环和一次通过两种操作方案。
1.1.1 装置规模方案一：50万吨/年，部分循环（按5%尾油）；方案二：一次通过60万吨/年；操作弹性：60%～110%。
1.1.2 年开工时数本装置年开工时数为8000小时。
1.2 装置组成加氢裂化装置由反应部分（包括压缩机）、分馏部分、吸收稳定部分及公用工程部分构成。
2. 工艺设计技术方案2.1工艺技术方案采用一段串联全循环流程，兼顾一次通过生产乙烯料流程。
反应部分采用热分流程，炉前混氢工艺，设置双反应器，尾油循环至精制反应器入口。
分馏部分采用了“脱丁烷塔+分馏塔”方案，同时设置了轻烃回收设施。
这些工艺技术的优点是对原料油的适应性较强，具有较高的生产灵活性，其主产品煤油、柴油、石脑油以及尾油的产率均可进行较大幅度的调整。
该设计充分考虑了生产的灵活性，在流程设置上不仅考虑了全循环及一次通过两种工况下操作的可能性，而且进一步优化产品分馏系统的设计，提高反应产物中高价值组分的回收速率，清晰分割产品，增加经济效益。
2.2工艺技术特点（一）反应部分流程特点1）为获得低固体含量的进料，防止因系统压强过大而造成的非正常停工，原料油在进装置前应滤去直径大于50μm的颗粒。
加氢裂化分馏系统非正常操作法1.1热油管线法兰漏油着火原因：1.1.1垫片使用时间长，操作变化引起撕开漏油着火。
1.1.2因腐蚀、冲蚀或材质缺陷所致。
1.1.3急冷或骤热，产生的热效应张开。
处理方法一旦发生火情，当班人员应立即通知消防队及厂调度，同时各岗位要互相配合，视具体部位及当时情况做相应处理，原则是，“管线着火卡两头，容器着火抽下头”。
如果火势不大，当班班长应迅速组织人员将其扑灭，并汇报车间。
若火势未被控制，车间或班长可视具体情况作降量、循环和停工等处理，必要时可紧急放空停工，把事故损失降到最低限度。
1.2常压塔底泵抽空现象1.2.1泵出口压力下降，电流下降，响声不正常，送出流量下降或回零。
1.2.2塔底液位升高。
原因1.2.3塔底液位过低(指示失灵或误操作)。
1.2.4进口阀故障如阀芯脱落，或过滤器堵塞。
1.2.5操作不当，轻油压至塔底汽化。
1.2.6水套漏水或串蒸汽。
1.2.7泵叶轮堵塞或端面弹簧断。
处理1.2.8找准原因，分别处理，首先关小泵出口，尽量保持低量运转。
1.2.9如本泵故障，则切换备用泵，若过滤器堵塞时，开备用泵后停下的泵应清扫过滤器。
1.2.10处理过程中要平衡各塔液位。
1.2.11注意侧线产品排量，如不合格要联系换罐。
1.2.12塔底泵抽空时，要注意炉出口温度，抽空时间长应熄火嘴，防止炉管绪焦。
1.3顶回流泵抽空现象1.3.1塔顶温度升高。
1.3.2回流流量降低或回零。
1.3.3塔顶容器液位上升。
1.3.4压力上升。
1.3.5回流泵出口压力下降或回零、电流突降、响声不正常。
原因1.3.6塔顶容器液位过低。
1.3.7泵入口扫线蒸汽阀内漏。
1.3.8回流温度太高，轻油汽化。
1.3.9回流油太轻、汽化。
1.3.10泵入口阀开度太小。
1.3.11回流带水1.3.12进口管线堵或阀芯脱落，或过滤器堵塞。
1.3.13机泵故障。
处理1.3.14在找原因、对症处理的同时，迅速启动备用泵，尽快建立回流，在没有回流的情况下。
中压加氢裂化装置分馏塔的控制及流程优化方法1.分馏塔控制方法：-温度控制：通过控制塔顶及底部的温度来保持适当的石脑油回收率和产品分馏性能。
塔顶温度偏低会导致石脑油分布不良，塔顶温度偏高会导致产品中石脑油含量过高。
-压力控制：通过控制进料压力和回流比例来调节塔底压力。
适当的底部压力有助于改善产品质量。
-液位控制：通过控制塔内液位，确保塔内液体分布良好，避免产生积液区和干点区，提高产品分馏均匀性。
2.流程优化方法：-调整进料组成：通过控制进料组成和比例，优化分子量分布和硫含量分布，提高产品质量。
例如，增加轻质成分的进料比例可以提高汽油产率，降低渣油产率。
-优化加氢裂化条件：通过调整加氢裂化的温度、压力和氢气用量，调节产品的分子量分布和硫含量分布。
适当的加氢裂化条件可以提高产品分馏性能和硫含量降低效果。
-调整分馏塔操作参数：通过调整回流比例、翻流器液位和底部出料温度等操作参数，优化塔内流体的分布。
这有助于改善产品分馏性能和质量。
3.控制系统优化方法：-采用先进的控制算法：使用先进的控制算法如模型预测控制（MPC）和模糊控制等，对分馏塔进行优化控制。
这些控制算法可以实时监测、预测和调节分馏塔的运行状况，并根据设定的优化目标进行调整。
-数据驱动的优化：利用先进的计算机软件和数据分析技术，对分馏塔的运行数据进行分析和建模，寻找操作参数和产品质量之间的关联规律。
通过对这些关系的深入了解，可以优化分馏塔的控制策略和操作参数。
中压加氢裂化装置分馏塔的控制及流程优化是一个复杂的工作，需要综合考虑许多因素。
上述提到的方法只是其中的一部分，具体的优化方法需要根据实际情况进行深入研究和实践，持续改进，以提高装置的运行效率和产品质量。
关于加氢裂化技术于分馏系统中的应用分析加氢裂化技术是一种将重质原油或残渣通过加氢反应转化为轻质石油产品的技术。
它主要通过在高温、高压和催化剂的作用下，将长链烃分子裂化为短链烃分子，从而提高产品的石油馏分收率和质量。
在石油精炼过程中，加氢裂化技术广泛应用于分馏系统中，对提高炼油产品的收率和质量起到了重要的作用。
加氢裂化技术可以提高汽油馏分的收率和质量。
炼油厂主要生产汽油、柴油等轻质石油产品，而汽油的收率和质量是评价炼油厂生产性能的重要指标。
加氢裂化技术通过将重质原油或残渣加氢裂化，可以将硫、氮等杂质从原油中去除，同时生成较低碳链的烃分子，提高汽油的辛烷值和抗爆性能，从而提高汽油的收率和质量。
加氢裂化技术可以提高柴油馏分的质量。
柴油是炼油厂的主要产品之一，其质量对车辆的性能和环境的影响至关重要。
传统的裂化技术由于缺乏加氢反应，生成的柴油含有较多的短链烃分子和不饱和烃分子，使得柴油的脱硫和脱氮困难，同时也容易产生炭黑等有害物质。
而加氢裂化技术可以在裂化过程中进行加氢反应，将短链烃分子进一步加氢饱和，减少不饱和烃分子的生成，从而改善柴油的质量，降低尾气排放和环境污染。
加氢裂化技术还可以改善煤焦油和渣油的利用价值。
煤焦油和渣油是炼油厂副产品中的重要组成部分，传统裂化技术对于这些重质石油产品的转化率较低，往往需要进行进一步的加工才能获得有价值的产品。
而加氢裂化技术通过裂化重质原油或残渣，可以有效转化煤焦油和渣油，生成轻质石油产品，提高它们的利用价值。
加氢裂化技术在分馏系统中的应用有助于提高汽油和柴油的收率和质量，改善煤焦油和渣油的利用价值。
随着环保和能源要求的提高，加氢裂化技术将在炼油行业发挥更加重要的作用，为石油精炼行业的可持续发展做出贡献。
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。
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二〇二一年三月目录第一章概述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第四节封油系统的检查、准备及封油系统循环的建立第五节机组本体的检查第六节压缩机机组的启动第七节正常停机第八节正常维护与巡检项目第九节故障原因及处理第七章新氢压缩机操作规程第一节概述第二节开机第三节停机第四节机组切换第五节故障分析及处理第六节1401-K-101气量无级调节系统的操作及事故处理第八章机泵操作法第一节高压离心泵第二节液力透平操作法第三节普通离心泵操作法第四节液下泵操作法第五节高压注水泵操作法第六节普通柱塞泵第七节计量泵第九章事故处理第一节事故处理总则第二节生产操作事故处理第三节动力事故处理第四节事故处理后的开工操作第十章安全、环保和职业卫生第一节岗位安全责任第二节安全规定第三节预防职业中毒第四节防毒器具使用第五节消防器材的使用第六节安全用火的规定第七节装置开停工的安全规定第八节装置检修的安全规定第九节........................................................ 防止硫化氢中毒有关规定附表：1、安全阀一览表2、设备一览表3、工艺原则流程图4、平面布置图第一章概述第一节装置概况海南炼油化工有限公司120×104 t/a加氢裂化装置采用FRIPP研制的FF-20和FC-14双剂串联尾油全循环的加氢裂化工艺，由中国石化工程建设公司（SEI）进行项目总承包。
Q/SY 中国石油长庆石化公司企业标准Q/CSZ 12 051-2017120万吨/年加氢裂化装置操作规程2017年12月26日发布 2018年01月01日实施中国石油长庆石化公司发布编审批表项目部门姓名签字日期编写操作人员杨团波王爱平魏伟李明董海文韩晓飞齐向前张铖技术人员陈伟安王文平范雯姝刘刚尹向昆魏长序部门审核生产运行组组长刘黎明机动设备组组长刘衷铭安全环保组组长师俊运行一部魏宏斌处室会签生产运行处陈洪机动设备处索涛质量安全环保处罗茂强批准廉金龙版本更新记录版本号日期再版原因更改内容页码Q/CSZ 6 801-2006 2006年10月初版见评审修订记录Q/CSZ 6 801-2009 2009年12月换版修订见评审修订记录Q/CSZ 6 801-2012 2012年12月换版修订见评审修订记录Q/CSZ 6 801-2012 2013年12月年度修订见评审修订记录Q/CSZ 6 801-2012 2014年12月年度修订见评审修订记录Q/CSZ 12 051-2015 2015年12月年度修订见评审修订记录Q/CSZ 12 051-2016 2016年12月换版修订见评审修订记录Q/CSZ 12 051-2017 2017年12月年度修订见评审修订记录本规程是根据中国石化洛阳石油化工工程公司设计及生产实际情况提出。
本标准作为指导、组织装置试生产的依据。
本规程起草单位：中国石油长庆石化公司运行一部。
管理和使用方法：1. 操作规程的遵守1.1 操作规程规定了管理人员和操作人员必须严格按照指定的操作路线执行指定的操作。
1.2 如在操作过程中出现事故，装置负责人可以指挥当前的操作返回上一个稳定的操作状态。
1.3 严禁对已经执行的操作重新标记，如果需要重新操作可以使用另外一份操作规程，原规程存档备查。
1.4 在一些特殊条件下，装置负责人可以根据具体情况调整操作，在操作完成后必须备案并说明原因。
2. 在操作规程上做标记2.1 标记通常由内操作员在控制室进行；2.2 标记在每项具体操作以及确认状态的前面的操作性质代号内；2.3 为了避免外操作员频繁往来于现场和控制室之间，方便外操作员准确执行操作，可以为外操作员提供一份编好页码、注明日期的操作规程复印件。
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稳定是塔操作的关键①.脱丁烷塔进料温度：脱丁烷塔进料温度是对全塔热量的一个补充，应合理利用进料带进热量，降低重沸炉负荷。
但如果温度太高。
进料中的气相量过大，精馏段对组分分离效果变差，造成塔顶携带重组分，塔的效率降低。
进料温度应和重沸炉负荷统筹考虑。
②.重沸炉出口温度：重沸炉出口温度同重沸炉塔底液体循环量一样，提供了一个输入系统热量的指示,是一个需要控制温度。
设计炉出口温度325℃。
当输入系统的热量或分离程度不足时，应提大循环量或适当升高重沸炉出口温度。
如果温度升高到极限(炉出口温度最高不得超过370℃)，油循环量应逐渐增大，保持脱丁烷塔在设计温度以内。
③.塔顶温度：主要予示了塔顶产品中重关键组份的含量的。
如果温度太高，表明塔顶重组分增加，应加大塔顶回流量或降低塔底温度，控制塔顶温度在指标范围内。
因此，为了减少塔顶组分中C5 含量，减少液体产品浪费，在脱丁烷塔操作中，塔顶、塔底温度的控制是应当注意的。
④.塔顶空气冷却器出口流体温度：塔顶空气冷却器出口流体温度，表示出空冷器和后冷器之间的热平衡，其空冷设计温度50℃⑤.回流温度：回流温度(指脱丁烷塔顶回流罐内)的温度对脱丁烷塔回流和进料均有影响，其设计温度为40℃。
为保证稳定操作，必须避免温度超高。
⑥.塔底温度：脱丁烷塔底液体温度是它的泡点温度，表示塔底液体中，轻质关键组分的浓度。
如果温度太高，必须加大回流量或降低塔顶液体产品的排出量，或调整重沸炉负荷。
塔底温度约为274℃c.进料量进料量增大或降低，必须按比例增大或降低回流量和重沸炉循环量，监视脱丁烷塔各点的温度和压力，以维持塔顶和塔底产物的质量稳定。
正常操作的重沸炉大概循环率可由下列数确定：重沸炉循环率(要求的)=进料（正常的）进料（要求的））重沸炉循环率（正常的 d.排出量塔底产品排出量的控制对产品的切割点有直接的影响。
要仔细调节塔底产品的排出量以使塔底液体产物中的轻组分含量合乎要求。
从而保证回流罐排气减至最少，以保证常压塔生产规定的轻石脑油，其它工艺参数如回流量和温度在排出量发生变化时均需要调节。
e.回流量回流量对产品的质量和收率有很大影响。
当回流比增大时，塔顶产品与塔底产物之间将得到精确的分离。
如果回流量和塔顶产品排出量增大，塔盘负荷也会增大。
因此，要注意总液体量的增大(回流量和产品的流量总和)以防止意外事故(如液冷)。
当进料中的液化气和轻馏份相对降低时，需要使用较高的回流比。
但回流比对塔的进料应相对地恒定。
1.2.1.2脱乙烷塔(T1002)：如果T1001顶分析液化气质量合格，可以不启用该塔，液化气直接由T1001顶回流罐出装置。
装置设计有甩T1002流程。
a.压力脱乙烷塔设计操作压力3.05MPa (表)，在此压力下要充分保证C2、C3的液化和分离，尽可能减少塔顶对C3的携带，回收液化气组分。
b.温度①.脱乙烷塔中有三个温度显示和一个主要温度控制器。
下列温度显示以脱丁烷塔部分同样的原理起作用。
TI-1226设在脱乙烷塔顶挥发线上(操作期间应在55℃范围内)，依据此温度，对回流量进行调整。
TI-1223设于塔顶冷却器后抽出线上(操作期间必须低于40℃)，将受循环水压力和水温的限制，如果冷后温度高，将造成塔压升高，同时对轻烃吸收塔的负荷造成影响。
TI-1221设于脱乙烷塔塔底液体流出线上(操作期间应在110℃左右)，此温度是全塔操作负荷调整的关键，依据液化气分析，控制液化气中C2的含量，相应提降重沸器负荷，达到控制产品质量合格的目的。
②.装在第一层填料底部上的TIC-1228控制着进入重沸器的航煤流量，以维持输入系统的足够热量，塔底温度的实现，是通过TIC-1228的变化来实现的，当在塔底液化气产品中含有较轻的组分时，TIC—1228的给定值要相应的提高，以除去较轻组分。
在这种情况下，塔负荷增大。
该温度设计为112℃③.重沸器工作原理我装置使用的是循环式热虹吸式重沸器，具体讲是由于介质加热汽化，使得上升管内汽液混合物的相对密度明显低于入口管内液体的相对密度，由此重沸器的入方和出方产生静差压，塔底的液体不断被虹吸进入重沸器，加热后汽化后的气液混合物自动地返回塔内，实现不断循环。
重沸器的操作要注意防止塔底带水、热流进入重沸器过快，造成汽化率过高、塔底液面空。
c.进料量与回流量当脱乙烷塔进料量变化时，要手动调节冷凝冷却器和塔底冷却器的冷却水量，保持塔顶回流罐不超过5O℃的设计温度。
1.2.1.3常压塔（T-1003）a.压力塔的压力(包括汽提塔)是通过回流罐V-1009上的PIC-1306A、B 来控制。
PIC-1306B给定值相对要低一些大约0.10MPa，PIC-1306A给定值相对要高一些为0.13MPa，使常压塔顶压力波动在一定小的范围内，即控制平稳，又降低瓦斯浪费，常压塔顶瓦斯由于量少，当压力超高时，可向火炬排放。
b.温度T003共有顶温、进料温度、侧线抽出温度、中段回流温度等可用于调整的温度。
①.塔顶温度调节器TIC-1321设在塔顶挥发线上，通过反复调节轻石脑油回流量来控制塔顶温度。
塔顶温度决定轻石脑油干点，该温度在70一80℃的范围内。
如要提高轻石脑油切割点，就要增大TIC-1321的给定值。
②.进料温度指示着带入塔内热量的大小和油品的气化率，进料温度温度一般不作为调节手段，其温度由常压炉出口而定。
③.侧线抽出温度高，产品组分重，干点高，反之亦然，正常情况下靠抽出量调节，抽出量大，温度升高，随着进料性质和产品方案的不同而变化。
④.中段回流温度用装在返塔线上的温度调节器TIC1505通过调节蒸发器E1203正线和副线流量的调节阀来控制温度。
中段回流温度的高低影响塔内热平衡，温度高，返塔后的换热塔盘数少，取热少，塔盘温度上升，塔上部热量增大，顶温和侧线抽出温度都要上升，影响产品的分离效果。
正常操作中该温度不应有大的波动，取热量靠中段回流量来调节。
c.进料量进料来自脱丁烷塔，其流量由脱丁烷塔底液位控制。
通过控制阀来降低进料压力使之部分汽化。
d.侧线抽出量侧线抽出量改变时，塔的内回流改变，抽出量增大，内回流降低，汽相负荷相对增大，使塔下部温度升高，操作上为了保证顶部产品和侧线产品的质量，就需要增大顶回流量和中段回流量。
侧线抽出量的大小是由进料量和转化率决定的，同时也受生产方案的制约。
e.中段回流量中段回流量的控制是靠装在返塔线上的流量控制器来调节的，循环量的大小要根据塔内过剩的热量来决定，当顶取热过大时，侧线抽出温度高，顶温降低困难时，都要用增大中段回流的方法来调节，以降低塔顶负荷f.汽提蒸汽量汽提蒸汽包括塔底和各侧线汽提蒸汽，其作用都是将油品中较轻的组分分离出来以提高收率和保证产品质量，一般其大小为进料量的3～5％1.2.1.4减压塔（T1007）a.压力减压塔是在负压条件下操作的。
塔顶挥发线上装有二台抽空器，通过抽空器在塔顶形成负压。
如果操作负荷太小，可以停一台抽空器。
负压操作降低了油品的沸点，使油品在较低的温度下汽化，这样可以避免设备处于高温和防止油品过度裂解。
设计压力应为-0.095MPab.温度温度控制与常压塔类似。
c.进料量及排出量这些参数与常压部分同样的方式起作用。
d.回流量减压塔“侧线回流系统”，其性质与常压塔顶回流系统是一样的。
1.2.2操作调节1.2.2.1温度。
