加氢裂化装置运行过程常见问题分析模板

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
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1. 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、
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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。

另一个原因是Fe2+含量过高引起的。

从造成压降的粉状杂质来看，其主要成分是铁，但是进入裂化反应器的Fe2+与从原料带入精制反应器的Fe2+的存在形态是不一样的。

一种是有机铁，一种是无机铁。

进入裂化反应器一床层的Fe2+主要是由分馏系统腐蚀引起的。

措施及建议：
•增设循环氢脱硫措施，特别是在原料硫含量达 1.5%以上时，要坚持常年投用；
•高温高压设备及管线更换为耐硫化氢腐蚀的材质；
•增加分馏系统气提塔的处理能力、提高气提效率；
•将分馏系统的填料、塔盘及相关管线更换成耐腐蚀性能更高的不锈钢材料；
•裂化反应器一床层上安装积垢兰筐；
•加强脱丁烷塔（或脱戊烷塔）的操作，要确保H2S的脱出，必要时需加大塔底负荷。

1.3 加工高硫油后，循环氢中硫化氢含量对催化剂来说有无最高值？一般控制多少？氢纯度为多少？循环氢脱硫措施有无必要？
答：从试验角度讲，循环氢中硫化氢浓度在10v%以内，对加氢裂化催化剂的加氢脱氮活性和裂化活性没有明显影响，但对催化剂的加氢脱硫活性和芳烃饱和能力有明显影响。

此外，循环氢中硫化氢浓度过高，将降低循环氢纯度，同时还会增加循环压缩机的负荷。

因此，不管是加氢裂化还是精制脱硫装置，当加工高硫油时，循环氢中可以少含硫化氢（经循环氢脱硫后）。

而加工低硫油时，循环氢中硫化氢浓度最好控制在1000ppm左右，对于新催化剂最低不得
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<500ppm，对于旧催化剂最低不得<300ppm。

循环氢纯度的高低，直接影响到装置反应氢分压的高低，而加氢装置反应压力的选择是设计单位根据科研单位对该工艺过程所需最低氢分压和该工艺的理论氢纯度（设计值）确定的，因此，如果氢纯度低于设计值，则装置的反应氢分压将得不到保证，如果循环氢纯度偏离设计值较多时，将影响到装置的加工能力、所能处理的原料油干点、催化剂的运转周期和产品质量等等。

目前，加氢裂化装置设计的氢纯度一般为≮85v％，因此，在实际操作中，如果循环氢纯度低于85v％，则应通过排放一部分循环氢，同时补充一部分新氢来维持装置的氢纯度。

当加氢裂化装置加工的原料油硫含量在 1.5%左右时，建议上循环氢脱硫措施，这样可取得如下效果：
·避免高温高压设备腐蚀；
·保证循环氢纯度；
·降低分馏系统气提塔的操作负荷，确保轻、重石脑油和喷气燃料的腐蚀合格；
·避免分馏系统腐蚀。

1.4 如何优化反应温度，实现催化剂的合理匹配
扬子加氢裂化装置实例：
存在问题及分析：
· I、II系列反应器催化剂运行周期不匹配。

·精制催化剂与裂化催化剂运行周期不匹配。

采取措施及建议：
·对进装置的原料VGO、HGO进行合理分配，确保两个系列催化剂同步失活，同时根据运行周期的需要，在更换催化剂前的一段时间，应尽可能利用催化剂的剩余活性，多加工劣质原料。

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·调节精制催化剂和裂化催化剂的反应温度，将精制反应器出口氮含量控制在合理的范围，从而延长催化剂的使用寿命。

·加强对催化剂运行的跟踪，制定好催化剂更换的周期，同检修周期密切结合，避免由于决策失误导致停车更换催化剂。

1.5 造成轻、重石脑油腐蚀不合格，航煤博士试验通不过的原因及解决方法
答：从反应机理讲，加氢脱硫要远比加氢脱氮容易。

因此，在加氢裂化操作条件下，当加氢预精制段已将原料油的氮含量脱除到10ppm以下时，精制生成油再经过加氢裂化反应后，其产品的硫含量已经微乎其微。

但在实际生产中，之所以会出现加氢裂化的轻、重石脑油腐蚀不合格，航煤博士试验通不过的情况（炼厂加工高硫油后，这一情况更加严重），主要原因是分馏系统的气提塔没有把溶解在生成油里的硫化氢气提干净造成的。

特别是脱丁烷塔的操作没有调整到最佳状态或由于塔底炉子热负荷偏低，都有可能影响产品的合格率，这一点将从各厂家分析产品馏出口样品不合格，但分析产品罐样品合格，或将不合格样品放置几天后再分析也合格的现象是基本一致的。

解决办法：
1）建议适当加大反应注水量，石脑油、喷气燃料加脱硫罐。

这样，投资省、见效快、操作费用低。

2）建议保证精制温度
3）建议氮气气提（辽化）
1.6 怎样对脱硫系统进行改造，提高干气和液化气的脱硫效果
扬子加氢裂化装置原设计存在问题
950＃胺处理单元是加氢裂化的配套装置。

它主要将加氢裂化及200单元加氢处理装置生产的液态烃、干气中的硫化氢脱除掉,使脱硫后的产品质量指标达S<100ppm。

装置自1990年投产以来,一直使用的二乙醇胺脱硫剂尚能满足到H
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生产的需要。

但随着加氢裂化装置由120万吨/年扩容到200万吨/年及芳烃85
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万吨/年扩容改造,950＃单元脱硫装置生产处理量增大,时常出现液态烃及干气脱硫后的产品中H
S超标现象。

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从950＃单元脱硫装置实际运行情况来看，主要存在以下几方面的问题: · DA-951液态烃吸收塔处理能力不足
·板式换热器EA950/951流通能力小
· DA952再生塔能力不足
改造内容
· DA-951液态烃吸收塔的改造
增加一台液态烃吸收塔，将原液态烃吸收塔DA951改为干气吸收塔。

· DA-950/953干气吸收塔的改造
由于改造后吸收塔DA-950/953的脱硫剂量将加大，势必造成干气带液，因而必须对DA-950/953进行相应改造，DA950与原液化气吸收塔DA951用于处理100＃干气，DA953用于处理200＃干气和火炬回收气。

·再生塔改造
增加一台再生塔及塔顶冷凝器、回流罐、塔釜再沸器等相应设备。

改造效果
· 950#脱硫系统改造后，大大提高了液态烃和燃料气的产品质量合格率，提高了液化气的市场竞争力，同时为开发车用液化气打下基础。

·燃料气、火炬回收气及液化气中硫化氢含量的降低，减少了装置内各加热炉及其它设备的硫腐蚀，也更好地为广大液化气用户提供安全保障。

· 950#脱硫系统改造后，脱硫剂的使用消耗量大大降低。

同时芳烃厂可以多烧脱过硫的火炬回收气，为进一步降本增效创造条件。

其它方法
有的企业认为最简单的方法是将干气脱硫、液化气脱硫塔改为填料塔。

1.7 液化气铜片腐蚀问题的处理
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上海石化公司实例：
S含量有超标现问题：随着硫含量增加，装置首先遇到的问题是液化气中H
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象，铜片腐蚀大于1级，直接影响液化气的质量。

采取的措施及建议：
•加强对原料品质的监控；
•对脱硫装置的液化气吸收塔进行了调整；
•提高了脱硫剂MDEA水溶液的浓度，从8%-9%提至14%左右；
•增加了MDEA的循环量，从18m3/h提高到25 m3/h
•适当降低加氢裂化反应的深度，降低一些液化气的产量；
S从气相中带走；
•调整脱戊烷塔的操作参数，使液相中的部分H
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•反应系统的注水量从10 m3/h提高至14 m3/h，加大脱除胺盐的能力。

有重整液化气时，建议增加脱氯罐
经过采用上述调整措施，使液化气的质量有所好转，但由于原设计液化气吸收塔能力太小，空速太大，物料停留时间短，造成液化气夹带液体，使MDEA溶液大量损耗。

为此增加一个液化气脱硫塔，为将来加工更高的含硫原油打下基础。

液化气吸收塔加工高硫原油前后的主要操作参数及产品质量见表。

加工高硫原油前后液化气吸收塔的主要操作参数及产品质量项目加工高硫原油前加工高硫原油后
时间/ 月/日3/14 3/16 3/18 5/9 5/11 5/16
液化气进料量 /m3•h-146.1 45.7 45 44.5 40.1 39.1 MDEA循环量 /m3•h-118.0 18.0 18.0 22.5 24.1 25
塔顶压力 /MPa 1.6 1.6 1.6 1.6 1.6 1.6
塔釜温度 /℃40.1 39.1 42.5 45.9 47.6 49.8
进料H2S浓度 /% 2.59 1.65 2.04 3.22 4.79 5.42
出料H2S 含量/ppm <1 <1 <1 10 5 <1 MDEA浓度 /% 10.2 9.5 10.4 10.8 14.0 14.2
S浓度成倍增加。

因此使液从表中可看到，加工高硫原油后，由于进料中H
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化气产量下降10%左右，同时提高了MDEA的浓度。

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大修开车后，又进一步将MDEA浓度提高到17%，加强脱戊烷塔顶回流罐的酸水排放频度，确保不让酸水夹带到液化气中，从而保证出料中H
S含量 < 5ppm，
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解决了液化气铜片腐蚀问题。

此外，LPG铜片腐蚀不合格有时属碱腐蚀，因此，建议增加LPG的沉降时间或加强脱水。

1.8 R102B裂化反应器床层超温（最高温度达860℃）；炉管结焦
原因：
C101故障突然停运，7巴/分自动及手动均不能启动；
重新启动C101运转连续三次提速不成功，3000转/分低速运行近一小时，耽误了时机；
处理过程中曾启动C102新氢补压（C101低速运转），本来目的是提高系统压力和C101循环量，有利于系统降温，但恰得其反，加剧了温度的上升；
紧急泄压后系统充入高压氮气，因氮气纯度不能满足要求，也导致了一定的温升。

建议：
一旦出现C101故障停运，应及时按操作规程作出果断处理，立即以21巴/分泄压，不能拖延时间；
C101停运时切忌引入新氢降温，氮气纯度不能确定足够高时，也不能轻易引氮降温。

1.8 反应器R102B后部催化剂床层超温达860℃，反应加热炉F101、F102炉管结焦，烧焦处理（取代原稿1.8）
事故经过：
1991年7月16日之前，加氢裂化装置循环氢压缩机的调速系统由于调速杆或调速阀的问题多次停下处理。

1991年7月3日20:50发现C101调速杆弹簧固
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定螺丝有一条被振断，装置于21:00开始停工，7月5日开始处理调速系统，至7月8日处理完毕，当日22:00启动C101，7月9日9:10恢复进VGO，至7月15日装置处理量提高到100 t/h。

7月16日6:50在没有任何预兆情况下，循环氢压缩机（C101）突然停运，7巴/分未自启动放空（C101停运后，7巴/分紧急泄压系统应自启动），后手动按7巴/分放空按钮仍无动作，后又把高分压控改为流量控（通过阀FICV-116），开大该阀放空。

7:00启运C101，转速提至3000rpm后无法向上升速，当班交班时R102B最高温度上升至428℃,压力为9.0MPa。

7:30启动新氢压缩机C102A。

由于在C101低速运行，而催化剂床层温度又较高的情况下向系统补充新氢，R102B 床层最高温度点急速上升，很快达490℃，当最高点温度达499℃时再次试图启动7巴/分放空系统未成功，决定启动21巴/分。

9:15反应系统充入高压氮气，然而充氮后温度上升加快，并在充氮过程中重新启动了C101，9:50 C101转速提至8000rpm,在整个处理过程中，R102B床层温度交替上升，最高温度达860℃.
处理过程中R102B最高点温度迁移曲线如下图-1。

事故教训：
循环氢压缩机是加氢裂化装置最重要的设备之一，为了保证在循环氢压缩机事故停运时装置的安全，一般设有7巴/分和21巴/分两套紧急泄压系统，上述降压系统的启动都有相关规定。

此次C101停运，当时装置处于满负荷生产，催化剂活性还相当高，R102B最高点温度为395℃,在C101停运后7巴/分降压系统没有自启动，同时也无法手动启动的情况下，操作指挥人员没能当机立断启动21巴/分放空，错过了处理事故的有利时机；在C101转速无法提升至8000rpm，反应器内空速很低的情况下，盲目进新氢，试图恢复生产，造成温度急速上升，在最高点温度接近500℃的情况下才启动了21巴/分放空，此时已经无法通过泄压终止催化剂床层温度上升。

泄压后又试图引入高压氮气降温，结果又因高压氮气纯度不够反使温度继续升高，是造成催化剂床层温度达860℃的又一错误步骤。

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1.9 反应系统用新氢降温问题
茂名炼油厂实例：
问题：循环氢压缩机故障停机，7巴/分启动，系统放空。

为加快系统降温，注入新氢，结果反应器床层温度上升10℃-20℃。

正确处理方法：
循环氢压缩机故障停机，以7巴/分进行放空。

此时，如有条件应尽快启动循环氢压缩机，循环降温。

反之，由于循环氢压缩机停运，系统失去带出反应器热量的能力，反应器处于高温，且有一定量存油，注入新氢，提供了氢气和剩余原料油反应的条件，故采用新氢降温是不适宜的。

以7巴/分进行泄压，就是为了抑制氢气和原料油在具有高温的反应器中继续反应。

当装置的压力低于7巴时，用氮气吹扫系统，使装置放空降压至0-0.5巴，并用循环氮气使反应器降温，这里要强调的是，此时所用氮气的纯度必须为99.99%。

待循环氢压缩机可以正常运转，则可用氢气循环冷却反应器。

1.10 加氢裂化全循环操作时，防止稠环芳烃沉积有何新的方法？
答：解决稠环芳烃的沉积问题，目前是外排部分循环油和使用稠环芳烃吸附分离系统。

UOP公司开发的加氢裂化循环油中稠环芳烃活性炭吸附分离系统，1990年5月首次在泰国是拉差炼油厂的加氢裂化装置上投入工业应用。

据UOP 公司1996年4月的资料介绍，这套装置加工能力是85万吨/年，采用DHC-8催化剂，生产最大量中馏分油，采用稠环芳烃吸附分离系统以后，装置进料量由98.8m3/h 升至106.3m3/h （提高7v %），转化率由92.6v %升至98.9v%）（提高6.3v %），喷气燃料＋柴油收率由81.4v%升至88.6v%（提高7.2v%），石脑油收率由19.2v%升至22.1v%（提高2.9v%），排出尾油由8.6v%减至1.1%（减少7.5v%），经济效益提高10%左右。

除此之外，避免了冷凝部分结垢，还可以提高原料油干点，延长催化剂寿命。

1996年8月投产的印度门格洛尔炼油厂的1.0Mt/a加氢裂化装置，也采用了一套同样的稠环芳烃吸附分离系统，原料油转化率接近
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100%，催化剂寿命2-3年。

Chevron公司介绍，采用无定形催化剂ICR-106、ICR-120或ICR-202，可以减少循环油中稠环芳烃的生成和积累，但不能避免生成和积累。

采用一台热分离器或间接循环的办法，除增加投资外，也不能最终解决问题。

而采用活性炭吸附分离系统，虽然增加投资，但提高了进料量和产品收率，减少了尾油排放量，还提高了经济效益，是一项最佳办法。

1.11 加氢裂化所用新氢纯度多高为好？可直接用重整氢吗？
答：从理论上说，新氢的纯度越高越好，但对于实际工业生产来说，如氢气来源于有变压吸附的各类氢气装置（或膜分离装置），则氢气的纯度不存在什么问题。

而对于来源于其它途径的氢气一般则要求氢纯度不小于95%，且其中的某些杂质含量（像CO、CO
Cl-）还要符合相应的要求。

对于氢纯度小于95%的
2、
重整氢一般可直接用于加氢精制装置上，而用于加氢裂化装置的情况，在国内外均不太常见。

因为使用纯度低的新氢后，必然会使循环氢纯度下降，造成反应氢分压过低，以及循环机负荷过大，这对反应操作能耗及安全生产均是不利的。

所以一般要通过排尾氢的方法来提高循环氢纯度，但这样势必会提高装置的成本。

南京炼油厂加氢裂化装置自1997年开始就尝试用连续重整的氢气（纯度92～93%）。

氢源的情况大致是：制氢的氢气（纯度：96～97%）/重整氢（纯度91～92%）=55/45。

在实际生产中均未出现什么问题，也不需排尾氢。

直接用重整氢需注意的问题是：
·氢气中的杂质含量，特别是Cl-的含量不能超标，建议增加脱氯罐
·重整氢带液现象。

·要注意循环氢中的氢纯度和循环机的负荷，新氢机品的出入口温度，特别是重整氢比例较高的时候更要注意。

·在开工过程中，最好不要直接使用低纯度重整氢。

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1.12 装置开工时，如何准备合适的氢气量？
答：装置开工时，对富余氢源不多的厂来说，提供氢气的装置随着加氢裂化的开工而逐步加量，提量过早，氢气大量放空，浪费过大；提量太晚，造成加氢裂化氢气不足，使开工无法进行下去，有时甚至会造成事故。

因此，一般认为在加氢裂化进油以后，氢量应提高到加氢裂化最低负荷生产时所需氢气量的90%以上，随着反应的开始，制氢迅速提量，这样既能保证安全，又不会造成氢气浪费。

1.13 新氢质量对生产操作的影响
新氢作为系统的补充氢，它直接进入反应系统，新氢中的杂质含量是有严格限制的，其中像CO、CO
含量等只要稍高即会引起反应操作的波动，严重时还会
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引发事故。

下面二个例子即可说明这一点。

含量上升，反应温度升高南京炼厂实例1：新氢不纯CO、CO
2
含量上升，使R101 1987年7月9日12:10时西套制氢故障,氢气中CO、CO
2
温度上升12℃。

当班人员果断处理，降低反应进料，减少精制反应，避免了R101温度继续上升。

20分钟后引东套制氢的氢气，切断西套氢气。

1小时后恢复正常操作。

事故分析：
氢气不纯主要影响到R101反应温度，氢气中CO、CO
含量高，脱氧反应增
2
加，放热量增大，R101温度升高。

氢气不纯，温度升高，应降低R101进料量，温度过高应考虑切除反应进料。

当R101温度升高时，应密切注意R102A一床层温度变化，防止温升过高。

南京炼厂实例2：新氢带水
（90年2月16日凌晨5时31分左右，制氢装置换石脑油罐，该罐底近70厘米的水。

结果造成）由于制氢装置进料严重带水，操作一片混乱被迫停工。

由于制氢装置来的氢气带水严重，氢压缩机入口分液罐全开切水阀切水，也无法制止水位上升，机组无法工作被迫停机，6时10分加氢装置切断反应进料。

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事故分析：
这是一起罕见的氢气带水事故，后果十分严重，使加氢装置被迫停工。

事故处理有一个原则，那就是保住设备，保护人员安全。

建议：
●加强监测
●加强脱水
1.14 如何提高原料预热温度，解决循环氢加热炉负荷过高的问题
扬子加氢裂化装置改造实例：
加氢裂化反应是一个放热反应。

为了充分利用反应热,在一、二段裂化反应器后增加了高压换热器。

原料油在高压换热器换热不仅使反应热得到了回收,而且由于原料油温度的升高使得循环氢加热炉的热负荷降低,延长了加热炉的使用寿命。

随着85万吨/年芳烃生产装置的改造成功,各套装置处理能力增大。

加氢裂化装置在1997 年面临着高负荷生产，主要制约因素之一是循环氢加热炉热负荷过高,而直接影响加热炉热负荷超高的一个主要因素是原料油换热后的温度下降所造成。

因此,解决原料油换热温度下降是实际生产所急需解决的问题。

换热器换热效果下降的主要因素有:原料油的油品质量问题、原料油进装置的温度以及裂化反应温度等变化对原料油的换热温度都有一定的影响。

措施：
（1）原料油的质量控制
原料油质量好坏直接影响原料油换热器结垢的程度，同时也影响加氢精制的温度。

原料油干点高、有机氮含量高时，为保证精制反应器出口的氮含量不超标，势必要提高精制反应器的入口温度，这样使得循环氢加热炉热负荷增加。

另外，原料油在贮运过程中,由于贮存时间过长或贮罐的氮封不好，将发生原料油氧化聚合。

原料油中的聚合物将在换热器中结垢,造成换热器的热阻增大，换热效果下降。

（2）原料油温度的提高
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提高原料油的进料温度可以相应提高原料油换热器的出口温度。

·在原料油进装置的转油线上，增加一台蒸汽加热器,提高原料油的温度，蒸汽加热器的投用，将原料油进装置的温度由原65℃提高到90℃以上。

·二系列原料油换热后温度为198℃，一系列原料油温度为82℃，利用一、二系列原料油系统的连通线，将二系列热的原料油引到一系列进料缓冲罐中，以提高一系列原料油的温度。

·控制裂化反应器出口温度,将DC-102/103第四床层的温升，由原来控制不大于14℃的指标修改为不大于20℃。

提高反应器流出物的温度，增加原料油、氢气的换热温度。

（3）原料油换热器清洗除垢
在装置大检修及停车消缺期间，对EA114A/B、EA101A/B原料油换热器采用化学碱洗及重芳烃清洗。

根据清洗的实际情况来看,换热器的碱洗、重芳烃清洗对除去原料油换热器油垢能达到很好的效果。

对二系列原料油换热器进行了水清洗。

EA124、EA125打开封头后，用高压水枪对管束内壁进行逐一清洗，从水清洗结果来看，高压水流能很好地将附在换热器的油垢冲刷干净。

效果及建议
通过对Ⅰ、Ⅱ系列原料油换热器进行清洗，换热器内沉积油垢在很大程度上被清洗掉,换热器换热效果有较大改善，循环氢加热炉热负荷降低，达到了预期的目的。

但是清洗后换热器若不采取措施以防止原料油换热器结垢，随着装置生产周期的延长，原料油换热器结垢程度逐渐加重。

因此，采用适合于加氢裂化装置的阻垢剂也有利于进一步降低加热炉负荷。

如南京炼油厂就采用了注阻垢剂的办法来解决这一问题。

1.15 增设烟气余热回收，降低加热炉负荷，达到节能降耗的目的
扬子石化公司装置改造实例：
扬子加氢裂化装置原设计各加热炉排烟温度较高，经过2.0Mt/年改造
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