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加氢裂化装置运行过程常见问题分析及对策加氢裂化协作组秘书处二OO一年六月目录1. 工艺操作过程中常见问题分析及对策2. 设备运行过程中常见问题分析及对策3. 仪表和自动化中常见问题及对策4. 原料对装置运行的影响及对策5. 催化剂使用问题11. 工艺操作常见问题及对策1.1 对于全循环型流程的装置采用一次通过生产时，为了少排尾油，单程转化率控制多少较为合适？如果控制较高的单程转化率（如80%以上），对催化剂的性质及使用寿命会有影响吗？氢油比与空速的关系如何调配？答：从南京炼油厂的生产经验来看，考虑生产平稳率及操作控制因素，一般应控制在85%左右比较合适。
这样的产品分布、中间油品收率、氢耗均较为合理。
如果尾油无去处，90%的转化率亦是能够控制的，当然这还要看催化剂本身的性质。
一般来说单程转化率增加时，轻油及液态烃收率增加，柴油收率减少，而航煤收率不变或略有下降，所以转化率控制多少最适宜与分馏系统的脱丁烷塔及主分馏塔顶部负荷是否能满足有关。
控制较高的转化率会使反应温度升高、氢耗增加、催化剂的失活速率增大，长期这样操作必将缩短催化剂的使用寿命。
如果采取单程通过，进料在裂化反应器的空速变小，停留时间增加，这势必为二次裂化及生焦提供了有利条件。
因此，从这一方面考虑应增加氢油比，即转化率越高，氢油比应相应增高。
一般需在裂化反应器入口配入部分循环氢，保持总循环氢量与原全循环操作时相仿。
实际上，单程通过操作时，裂化反应器入口需配上大量循环氢，否则入口温度难以控制。
当加工高硫和高氮原油时尤其严重。
1.2 裂化反应器第一床层压降上升实例1：裂化反应器第一床层压降上升的主要原因及措施原因及分析：对于一次通过式流程，裂化反应器一床层的压降上升主要是催化剂生焦造成的，所以一般来说此床层的压降不会影响生产周期。
对于全循环流程，压降升高的另一原因是循环油中带入杂质引起的。
在开、2停工时，将分馏系统的杂质带入反应器，这种情况比较好解决，只要在开、停工时适当增加开路循环的时间，并在循环油线上增加过滤设施即可解决。
加氢裂化装置运行过程常见问题分析及对策加氢裂化协作组秘书处二OO一年六月目录1. 工艺操作过程中常见问题分析及对策2. 设备运行过程中常见问题分析及对策3. 仪表和自动化中常见问题及对策4. 原料对装置运行的影响及对策5. 催化剂使用问题11. 工艺操作常见问题及对策1.1 对于全循环型流程的装置采用一次通过生产时，为了少排尾油，单程转化率控制多少较为合适？如果控制较高的单程转化率（如80%以上），对催化剂的性质及使用寿命会有影响吗？氢油比与空速的关系如何调配？答：从南京炼油厂的生产经验来看，考虑生产平稳率及操作控制因素，一般应控制在85%左右比较合适。
这样的产品分布、中间油品收率、氢耗均较为合理。
如果尾油无去处，90%的转化率亦是能够控制的，当然这还要看催化剂本身的性质。
一般来说单程转化率增加时，轻油及液态烃收率增加，柴油收率减少，而航煤收率不变或略有下降，所以转化率控制多少最适宜与分馏系统的脱丁烷塔及主分馏塔顶部负荷是否能满足有关。
控制较高的转化率会使反应温度升高、氢耗增加、催化剂的失活速率增大，长期这样操作必将缩短催化剂的使用寿命。
如果采取单程通过，进料在裂化反应器的空速变小，停留时间增加，这势必为二次裂化及生焦提供了有利条件。
因此，从这一方面考虑应增加氢油比，即转化率越高，氢油比应相应增高。
一般需在裂化反应器入口配入部分循环氢，保持总循环氢量与原全循环操作时相仿。
实际上，单程通过操作时，裂化反应器入口需配上大量循环氢，否则入口温度难以控制。
当加工高硫和高氮原油时尤其严重。
1.2 裂化反应器第一床层压降上升实例1：裂化反应器第一床层压降上升的主要原因及措施原因及分析：对于一次通过式流程，裂化反应器一床层的压降上升主要是催化剂生焦造成的，所以一般来说此床层的压降不会影响生产周期。
对于全循环流程，压降升高的另一原因是循环油中带入杂质引起的。
在开、2停工时，将分馏系统的杂质带入反应器，这种情况比较好解决，只要在开、停工时适当增加开路循环的时间，并在循环油线上增加过滤设施即可解决。
加氢裂化装置危险因素分析及防范措施加氢裂化装置是一种常见的石油炼制设备，用于将重质石油馏分转化为轻质产品。
由于其涉及高温、高压和易燃气体的处理，加氢裂化装置存在一定的危险因素。
以下是对加氢裂化装置危险因素进行分析及防范措施的详细讨论：1.高温、高压环境：加氢裂化装置的操作温度和压力很高，这可能导致爆炸、烫伤和压力容器失效等危险。
防范措施包括进行严格的设备检测和维护，确保设备的可靠性和安全性。
同时，操作人员应接受专业培训，了解设备操作程序，并采取必要的个体防护措施。
2.氢气泄漏：加氢裂化过程需要大量的氢气供应，氢气泄漏可能导致爆炸和火灾。
防范措施包括建立有效的检测系统，例如氢气泄漏传感器和气体监测装置。
同时，设立紧急切断阀以及紧急撤离和逃生计划，以应对可能的危险情况。
3.操作错误：不正确的操作可能导致设备失控、爆炸和火灾。
防范措施包括操作人员的严格培训和技能认证，强调正确操作程序和注意事项，以及建立安全监控和控制系统，控制操作参数，并及时警报和采取应对措施。
4.化学品泄漏：在加氢裂化过程中使用的化学品可能泄漏，对人员和环境造成危害。
防范措施包括使用正确的储存和搬运设备，建立紧急泄漏应急预案，设立泄漏控制设备如泄漏检测器和紧急疏散装置，以及进行必要的防护措施如化学品接触个体防护装备。
5.火灾和爆炸风险：加氢裂化装置中操作的高温、高压环境以及易燃气体的存在，使得火灾和爆炸风险变得更高。
防范措施包括使用防火和防爆设备、建立火灾报警和满足灭火系统，完善紧急疏散和撤离计划。
6.设备失效：设备故障可能导致操作失控和危险情况的发生。
防范措施包括进行定期设备检测和维护，实施预防性维护计划，及时更换老化设备，以及建立备用设备和应急备件库存。
7.环境污染：加氢裂化装置的操作会产生废气和废水，其中可能含有有毒物质。
防范措施包括建立废气和废水处理系统，确保其符合环境法规标准。
此外，通过合理的能源利用和废弃物管理措施，减少对环境的不良影响。
加氢裂化装置液力透平运行分析
加氢裂化装置是石油炼制过程中的重要设备之一，它可以将较重的石油馏分转化为较轻的、高附加值的产品，如乙烯、丙烯和丁二烯等。
液力透平是加氢裂化装置的核心设备之一，其运行状况直接关系到加氢裂化装置的生产效率和产品质量。
1. 轴承状况分析：轴承是液力透平的重要部件，其状况直接影响到液力透平的运行稳定性和寿命。
通过监测轴承的振动、温度和润滑油的变化等指标，可以判断轴承的磨损程度和运行状况，及时进行维护和更换。
2. 液力透平喷油系统分析：喷油系统是液力透平中的关键部件，直接影响到液力透平的出力和效率。
通过监测喷油系统的压力、温度和喷油器的工作情况，可以判断喷油系统的运行状况，及时调整喷油量和喷油角度，以保证液力透平的正常运行。
4. 液力透平工作介质分析：工作介质是液力透平中的重要组成部分，直接影响到液力透平的工作效率和产物质量。
通过监测工作介质的温度、压力和成分等指标，可以判断工作介质的质量和变化趋势，及时调整工作条件和操作参数，以提高液力透平的工作效率和产品质量。
加氢裂化装置液力透平的运行分析是一个综合性的工作，需要对液力透平的各个方面进行全面的监测和分析，以保证其正常运行和优化控制。
只有不断提高运行分析的精确度和及时性，才能更好地发挥加氢裂化装置液力透平的生产能力和经济效益。
加氢裂化装置生产航煤条件的优化调整发布时间：2023-02-22T01:31:57.973Z 来源：《中国科技信息》2022年第33卷17期作者：张磊[导读] 本文主要介绍加氢裂化装置的主要工艺参数及影响生产航煤的主要因素张磊中国石油锦州石化分公司辽宁省锦州市 121001摘要：本文主要介绍加氢裂化装置的主要工艺参数及影响生产航煤的主要因素，并从有关航煤生产包括原料、生产条件等方面逐一分析了影响航煤生产的主要因素，并提出了稳定航煤质量的具体措施。
关键词：加氢裂化；航煤；质量；收率1.前言3号喷气燃料，又名航空煤油，主要用作航空涡轮发动机的燃料，3号喷气燃料密度适宜、热值高、能迅速、稳定、连续、完全燃烧，且燃烧区域小，积碳量少，不易结焦；低温流动性好，能满足寒冷低温地区和高空飞行对油品流动性的要求；热安定性和抗氧化安定性好，可以满足超音速高空飞行的需要；洁净度高，无机械杂质及水分等有害物质，硫含量尤其是硫醇性硫含量低，对机件腐蚀小。
某石化 130万吨/年加氢裂化装置于2010年12月正式建成投产，设计以减压蜡油和焦化蜡油掺入少量重柴油为原料，采用全循环、多产中间馏分油的加工方案，主要产品为3号喷气燃料、柴油和石脑油。
为保证3号喷气燃料的质量要求，加氢裂化装置从原料、生产工艺、加剂系统、储运系统、化验分析等多个环节做好工作，于2011年3月试生产出符合标准的3号喷气燃料后，并向中国石油天然气股份有限公司提出了加氢裂化装置生产3号喷气燃料的申请，经专家评审，国产航空油料鉴定委员会秘书组批准，并通过联合化验，交付部队使用。
2.加氢裂化装置的主要工艺参数加氢裂化装置的主要工艺参数包括系统压力、温度、空速及氢油比。
反应温度是加氢过程的主要工艺参数之一，加氢裂化装置在反应系统压力，反应器空速和系统氢油比确定后，反应温度是最有效的调节措施，调节反应温度，对反应的转化率会产生最直接的影响，两者之间具有良好的线性关系。
加氢裂化装置说明危险因素及防范措施集团公司文件内部编码：（TTT-UUTT-MMYB-URTTY-ITTLTY-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。
近期原料变化对加氢裂化装置运行的影响加氢裂化装置于2月中旬开始逐步减少HGO加工量，原料轻质化，氮含量逐步降低。
3月2日起装置停止加工HGO，单纯处理VGO同时掺炼部分加氢柴油。
从装置各参数的变化和分析数据来看，原料性质变化对装置影响十分明显。
现总结如下：一、原料性质变化从2月中旬开始原料馏程逐步降低，一段混合进料馏程变化情况见图1。
干点从487℃降低到460左右℃（见表1），其它馏份温度也相应有所降低。
表1 一段混合进料干点的变化原料中氮含量也呈逐渐下降趋势，从2月份的600～700ppm降低到目前450～550ppm左右（见图2）。
硫含量变化趋势不明显，在4000～7000ppm的范围内变化。
二、对反应系统的影响1、精制温度的变化原料中N含量下降后，精制反应器入口温度相应调整，DC101A入口温度T1059从前期的340℃左右下降到目前的334℃，DC101C入口温度T1707也从344℃下降到338℃附近（见图3）。
同期的精制反应器出口氮含量均在控制指标内。
2、裂化温升的变化随着原料油轻质化，在保持相同裂化深度前提下，裂化温升有所降低（见图4），2月份一、二系列平均裂化温升分别为52.2℃、42.3℃，三月份到目前为止一、二系列平均裂化温升为51.3℃和41.3℃，各下降了1℃左右。
3、DC101A压降的变化加氢精制反应器DC101A压降的上升速率在完全加工VGO前后有明显下降趋势，图5是PD1010从2月16日至3月16日的变化趋势。
从2月16日到3月1日，PD1010从293kPa上升到311kPa，上涨了18kPa，上升速率为38.6kPa/月；而从3月2日至3月16日，PD1010从305上涨到320左右，上涨了15kPa，上升速率为30kPa/月（若扣除3月12日PD1010校验造成压差上升6 kPa的因素，上升速率为18kPa/月），完全加工VGO后PD1010的上升速率比之前有所降低。
加氢裂化常见问题分析及对策第一部分工艺操作常见问题分析及对策1、全循环流程的装置采用一次通过生产时的转化率控制及对催化剂性能的影响。
氢油比与空速关系的调配。
问题的提出：某些企业在扩能改造中，将工艺流程由原全循环改为一次通过，而在生产中尾油的需求量时有变化，为此提出如何优化操作问题。
分析与建议：从N炼油厂的生产经验来看，考虑到生产平稳及操作控制等因素，单程转化率一般应控制在85%左右比较合适，其产品分布、中间油品收率、氢耗等指标均较为合理。
如果尾油无下游用户，单程转化率可控制在90%，当然这与催化剂的性能有关。
一般来说单程转化率增加时，轻油及液态烃收率增加，柴油收率减少，而喷气燃料收率基本不变或略有下降。
所以转化率控制多少较为合适与分馏系统的脱丁烷塔及主分馏塔顶部负荷均有一定的关系。
控制较高的转化率会使反应温度升高、氢耗增加、催化剂的失活速率增大，长期这样操作必将会缩短催化剂的使用寿命。
因此，控制转化率高或低，要根据产品的市场需求和上下游平衡进行综合考虑，以获取最大的经济效益。
采取单程通过，进料在裂化反应器的空速变小，停留时间增加，为二次裂化及生焦提供了条件。
因此，从这一方面考虑应增加氢油比，即转化率增高，氢油比应相应增高。
一般需在裂化反应器入口增加部分循环氢流量，以保持总循环氢量与全循环操作相比不发生变化。
而在实际操作中，工业装置加工高硫和高氮原料油时，为了控制好裂化反应器的入口温度，所需的循环氢量还需进一步增加。
2、裂化反应器第一床层压降上升问题Z炼油厂1999年5月加氢裂化反应器（R302）催化剂全部更新为3974。
装置5月24日进油，26日全部产品质量合格。
平稳运转9个月，加工VGO 0.83 Mt 后，于2000年2月28日实测裂化反应器（R302）一床层压降高达0.40MPa，装置被迫降量；同时降低循环氢压缩机（C301）转速，维持低负荷运转。
装置于3月16-23日短期停工，实施裂化反应器（R302）催化剂撇头。
加氢裂化—装置、关键设备、风险因素和预防措施说明一、设备介绍(一)设备的发展和类型1．加氢装置的发展加氢是指石油馏分在氢和催化剂作用下的化学反应过程，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，随着轻油数量和质量要求的增加和提高，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上发展迅速。
早在20世纪50年代，中国开展了加氢技术的研究与开发，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和中压加氢裂化技术也得到了应用和发展。
2．设备的主要类型根据加工目的，加氢装置可分为：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，高压加氢裂化分离器的工作压力通常为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中进行。
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。
第二阶段加氢裂化工艺涉及两个加氢反应器，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。
加氢裂化装置转化率的判断及影响因素摘要：高压加氢裂化转化率是控制裂化产品分布，产品质量的参数之一。
控制合适的转化率可以提高我们目的产品的收率。
因此即时的判断转化率的高低，并进行适当的调节，可以更好的稳定转化率，保证目的产品的收率。
关键词：加氢裂化；转化率；产品分布；收率前言：转化率作为衡量产品分布，产品质量的重要参数，即时的判断与调节就显得尤其重要，一般情况下，转化率在60％左右，中间馏份的产品收率最高，在60％以上时，由于二次裂解的加剧增加了气体及轻组分的产率，降低了中间馏份油的收率，总体上液体收率也有所降低，同时化学氢耗也相应增加，因此过高的转化率并不经济，我们通常把转化率控制在60％－70%，然后将未转化油进行循环裂解，提高过程选择性。
本文主要归纳和说明加氢裂化装置转化率的判断方法，分析转化率是否合适，进一步分析转化率的影响因素，进而在操作中能够及时及时作出判断，控制好合适的转化率和产品分布。
一、几种常见转化率的判断方法在日常调节中，归类出以下几种判断转化率的方法：1.1床层单点温度和床层温升温度是调节转化率的重要参数，床层单点温度是最直接反映转化率高低的参数，单点温度下降转化率下降，反之则提高，单点温度在原料性质变化的情况下同样适用，不存在假象，因此可以作为我们判断转化率的重要参数。
床层温度同样可以用来判断转化率，温升高转化率高，放热量大，反之转化率低。
但判断在进料量或者反应器入口温度波动时不适用。
反应温度和转化率的关系如图1-1。
图1-1反应温度对转化率的影响1.2氢耗量氢耗量增加时，油品裂化耗氢量增加，转化率上升，反之则转化率下降，氢耗量的大小可通过新氢机入口压力和出口流量来判断，也可以通过三返控制阀判断氢耗量的大小。
但是在换油阶段的时候则不试用于判断转化率。
1.3冷低分气量转化率高时，产生部分干气和轻烃组分，进入冷低分后使冷低分气量增大，反之，转化率低时，低分气量减少。
这种判断方法比较直观的反映出转化率的变化。
1.4孙文元操作法该操作法指出在原料进料量稳定，转化率稳定时，热低分油外放量与冷低分油外放量曲线应该是两条基本平行的直线，当转化率上升时，冷低分油量上升，热低分油量下降，曲线平衡被打破，在转化率上升到一定阶段后稳定时，重新建立新的平行曲线，这种方法比较直观的判断出转化率的变化，但当转化率突然变化时判断比较滞后。
1.5液态烃量与分馏塔底重沸炉负荷分馏部分主汽提塔或脱丁烷塔顶回流罐夜面上升，液态烃量增大，转化率上升，反之则转化率下降。
分馏部分判断转化率时最直接最迅速的判断依据就是塔顶温度，塔顶温度上升时，轻组分增多，转化率上升。
同时为保证塔底温度，补充塔底被带走的热量，也使得重沸炉负荷上升。
但是60万吨/年加氢裂化因减压外放量波动较大，造成冷低分油进塔温度波动，因此在波动时不适于判断转化率。
1.6分馏液面分馏各精馏塔液面高转化率高，反之则转化率低。
二、转化率的影响因素在理想操作中，反应进料量，进料组成一般不会发生比较大的变化，但生产中的多个可变因素对反应影响很大，正确判断并即时调节能够保证操作的稳定。
现在就原料性质和原料组成变化对反应转化率的影响做一些介绍。
2.1原料性质原料油性质我们现在理解为原料油馏溜程，加氢裂化工艺对原料油性质要求较高，为保证催化剂的使用寿命，避免结焦，针对不同的油品所要求的干点也不一样，原料油流程变重，其中的杂质含量也高，硫、氮、金属等含量也相应的上升。
这些杂质在精制一床层发生脱杂质、烃类饱和等反应，因此精致第一层的催化剂床层单点温度变化非常明显，温升变化也比较大。
当操作中出现精制第一床层温度上升或床层单点温度上升，说明原料油性质变重，分子间的键能增大，不易开环，此时若不调节裂化温度，裂化反应就会逐渐变缓和，造成裂化温度总体下降，转化率下降。
所以根据精致床层温度变化，及时调节裂化床层温度，防止转化率大幅度波动影响分馏操作。
原料性质的变化包括：原料油的密度；原料油的族组成；原料油的干点；原料油的硫、氮含量、500℃馏出量；原料油的残碳和沥青质。
以上指标发生变化时，保证转化率的稳定必须做相应的调节，具体变化如下。
a当原料油的密度增大时，应适当提高裂化反应温度。
b当原料油的族组成发生变化，如烷烃含量增大时，因降低裂化反应温度。
c当原料油的干点增大时，应适当提高裂化反应温度。
d当原料的硫、氮含量增加时，适当调高精致反应温度，防止精致油的硫、氮含量的升高，进而影响到裂化的反应。
单纯氮含量上升，可以适当提高精制温度CAT1温度.e 500℃馏出量的变化，如果降低说明原料性质变重，反应系统温度逐渐提高，保证反应转化率。
如果变大，说明原料性质变轻，反应应随之降低，控制稳定转化率。
f、原料变重后，原料过滤器的运行将受到影响，但是影响不是非常明显，但长时间原料变重，过滤器运行时间将会缩短。
2.2原料氢气性质原料氢气纯度发生变化时，将会影响到循环氢中氢纯度和氢分压，一般情况下新氢中杂质为CO2、CO、轻烃以及一些惰性气体。
惰性气体在高分气相中不停积累，会显著降低循环氢中的氢分压，造成转化率下降。
因此在操作中要控制氢纯度在90％以上。
2.3原料油组成原料油组成对反应影响也比较大，加氢裂化反应产物多为异构类组分，其催化剂不具有环化作用，因此原料油的组成对产品性质有很大的影响。
加工相同馏份的油品，若组成不同，所需的精制和裂化条件也不相同，主要是由原料中的芳烃、环烷烃和直链烃的含量决定的。
相同分子量的芳烃、环烷烃和直链烃在加氢裂化时的转化速度是：芳烃<环烷烃<直链烷烃，耗氢量：芳烃>环烷烃>直链烷烃。
所以在原料油组成发生变化时，我们所控制的反应器温度也会有所改变，应充分考虑原料组成的变化来调节反应温度。
2.4循环油变化对转化率的影响循环油变化对转化率的影响做一些介绍：循环油做为回炼部分，其组分90％以上为环烷烃和烷烃，小于5％的组分为芳烃，总体上密度小于原料油，但是其组成与原料油差别很大，循环油中杂质含量很少，在精制反应中放热很少，而环烷烃和烷烃的键能很高，在裂化反应器中需要更高的温度才能裂化，因此总进料不变而循环油量增大时，转化率为下降趋势，反应变缓和，床层中放热量减少，床层温度下降，需要提高温度才能提高转化率。
三、转化率变化对操作的影响3.1转化率对产品分布的影响提高反应温度，转化率提高，随着转化率的增加，产品分布发生变化：随着转化率的增加，气体、石脑油、喷气燃料的收率持续增加，而柴油收率开始缓慢增加，在转化率达到60％左右时，柴油收率达到最大值，这时石脑油收率快速增加，但是由于在高的反应温度和转化率下烃类分子的二次裂解增加，减少了中间馏分油的产率，柴油产率开始下降。
如图3-1.图3-1 转化率与产品收率的关系在整个反应过程中提高转化率，由于二次裂解的加剧增加了气体及轻组分的产率，从而降低了中间馏分油的收率，总液收率也有所降低，过度追求高单程转化率是不经济的。
3.2转化率高低对操作的影响转化率过低，会造成脱丁烷塔（适合在较高转化率下操作）脱气效果差，造成轻烃携带到常压塔，常压塔压力高，V1009排火炬量增大。
轻烃中携带的硫化氢会造成重石和轻石硫含量上升，V1009污水含硫量上升，可能造成总排污水超标；转化率低时注意及时提高重石重沸器出口温度。
提高T1001底温度。
转化率过高，会造成 F1002负荷不足，应适当提高TIC1147 温度，降低F1002负荷。
对常压塔操作可能会造成航煤残留超标，应控制好航煤干点，减少抽出温度波动，多出一些柴油。
在目前情况下，可能造成减压塔底液面难以维持。
由于过高的转化率是不经济的，应控制转化率在60~65之间。
3.3转化率对产品质量的影响所有产品中的芳烃含量均随转化率的增加而下降；随着重质芳烃向轻质馏分中转移和饱和为环烷烃，中间馏分及尾油中与芳香性有关的性质如烟点、十六烷值、BMCI值都明显改善，且随转化率的增加持续改进。
如：柴油十六烷值。
喷气燃料的烟点也随转化率提高而增加，可直接得到喷气燃料产品；重石脑油具有高的芳潜含量（一般50%以上），随转化率增加而有所减少，但是仍维持一个较高的水平；尾油的BMCI值可由原料的40以上（原料性质决定）降到20以下，是制取乙烯的优质原料。
转化率提高，加氢反应速度也相应加快，脱硫、脱氮率提高，产品的安定性有所改善；随着转化率的提高，变化明显的是与芳香性有关的物化性质。
产品中芳烃潜含量下降，相对应的柴油组分十六烷值增加，尾油的BMCI值降低。
四、操作中遇到的问题4.1.精制床层温度突然上升原料油中杂质上升，油品有可能变重，应提高精制床层温度，同时注意调节裂化床层温度。
4.2精制床层温度突然下降原料油中杂质减少，油品有可能变轻，应降低精制床层温度，同时注意调节裂化床层温度。
4.3裂化床层温度突然下降，怎么提都提不上来原料性质变重，设定温度下不能够使重组分发生裂化反应，造成裂化反应变缓和，放热量减少。
应该立刻提温来提高转化率。
4.4裂化床层温度突然上升，怎么降都降不下去原料性质变轻，设定温度下使裂化反应加剧，放热量增大。
应该立刻降低温度来降低转化率。
4.5在操作中应注意维持V1005、V1006液面的稳定在操作中应注意维持V1005、V1006液面的稳定保证冷、热低分油流量变化不大，波动液面时要缓慢，避免突然提高或降低流量使T1001底温度波动造成分馏操作发生变化，同时在转化率发生变化时，不要通过改变V1005、V1006去T1001流量来调节T1001液面，容易造成T1001操作波动，分离效果变差甚至发生干板。
此时应立即调节反应器床层温度，尽快稳定操作。
四、总结在此已列举出了我们日常操作中的一些判断转化率的方法，针对所有转化率的判断方法和影响因素，我们在日程操作中要注意多点参考，合理调节，60万吨/年加氢裂化装置采用分子筛催化剂，理论数据中温升4℃，转化率上升10％左右，平均0.4℃增加一个转化率，在操作中我们要不断积累经验，把握提降温度的幅度，保证操作的安稳长运行。
参考文献[1]金德浩.刘建晖.申涛.加氢裂化装置技术问答[M].北京：中国石化出版社,2006[2] 60万吨/年加氢裂化装置操作规程[M].中国石油独山子石化公司,2010。
