加氢裂化分馏系统操作法
加氢裂化工艺
二个或第二组反应器，这是两段过程的重要特征。
它适合处理高硫、高氮减压蜡油，催化裂化
循环油，焦化蜡油等
两段加氢裂化的工艺流程图
汽提塔的作用：脱去NH3和H2S以及残留在油中的气体。
两段法加氢裂化的特点
气体产率低，干气少，目的产品收率高，液体 总收率高；
产品质量好，特别是产品中芳香烃含量非常低； 氢耗较低；
7
一段串联加氢裂化工艺流程示意图
循环氢 R-1 加热炉 R-2 急冷氢 循环氢压缩机 循环氢
www
高 分
加热炉
www
循环氢 新鲜进料 补充氢 新氢增压机 洗涤水
w
w
Hale Waihona Puke Baidu
酸性水
去气体装置
低分 去分馏系统 来自蒸馏塔底的循环油
一段串联加氢裂化工艺的特点：
精制段催化剂应具有较高的加氢活性（尤其是HDN 活性）；裂化段催化剂应具有耐 H2S 和 NH3 的能 力；
产品质量好，生产灵活性大，运转周期长；
与一段法加氢裂化相比，其原料油适应性较强，
反应温度相对较低；
与两段法加氢裂化相比，其投资和能耗相对较低。
(二)两段法加氢裂化
在两段加氢裂化的工艺流程中设置两个反应器，
但在单个或一组反应器之间，反应产物要经过气
分馏系统工艺流程及操作要点课件
主汽提塔的工艺流程
主汽提塔
• 主汽提塔T401顶控1.2MPa 、119℃，气相经空冷A401冷凝冷却至55℃， 进入塔顶气液分离器V401，含硫气体送出界区净化回收，塔顶油一部 分做回流返塔，一部分经尾油/脱丁烷塔进料换热器E405，加热至 130℃，进入脱丁烷塔T405。主汽提塔底温度控制199℃，并注350℃ 中压蒸汽，塔底油自压经过预处理塔底油/主汽提塔底油换热器 E401AB、裂化反应流出物/主汽提塔底油换热器E302，加热至275℃， 最终送至分馏塔进料分液罐V403。
温度对塔操作的影响(三)
• 塔底温度是衡量物料在该塔的蒸发量大小的主要依据。温度高， 蒸发量大，温度过高甚至造成携带现象，使侧线产品干点高。 但塔底温度太低时轻组分蒸发不了，产品质量轻，降低了产品 收率，也加大了下游设备的负荷。塔底温度决定塔底液相中轻 组分的含量，含量越高，底温越低。
• 分馏塔各点温度的高低主要视进料性质而定，所以，在平时操 作中要根据进料性质及时调整各点温度，特别是各塔底温度， 并以这个温度作为操作中的主要调节手段。
石脑油分馏塔
• 石脑油分馏塔T406共设40层塔盘，来自分馏塔顶和脱丁烷塔底的石脑 油进料至第17#塔盘上部。塔顶控0.13MPa 、82℃，塔顶流出物经石脑 油分馏塔塔顶空冷A407、后冷E410，冷凝冷却至40℃，进入石脑油分 馏塔顶回流罐V405，罐顶由燃料气保压0.1MPa，塔顶油由石脑油分馏 塔顶回流泵P411AB抽出，一部分作为回流返塔，另一部分作为轻石脑 油出装。石脑油分馏塔底控148℃，用蒸汽作热源，由石脑油分馏塔 底重沸器E411加热。塔底油经重石脑油泵P410AB加压，经重石脑油脱 硫罐V406、重石脑油空冷A408、重石脑油冷却器E412，冷至40℃，作 为重石脑油产品出装。
加氢裂化工艺及过程
CHINA PETROLEUM & CHEMICAL CORPORATION
催化加氢技术
1.0 概述 1.1 加氢裂化的沿革 1.2 国内加氢裂化技术发展历程 1.3 加氢裂化的基本原理及特点 1.4 加氢裂化原料油及产品 2.0 加氢裂化工艺流程 2.1 两段法加氢裂化 2.2 单段加氢裂化 2.3 一段串联（单程通过，未转化油全循环、部分循环）
等地建设了40 140 万吨/年规模的多套加氢裂化装置。 ◎ 90年代末, 大连 WEPEC 和茂名石化公司分别建成了200万吨/年
渣油固定床加氢处理装置。表明我国已具备开发成套催化加氢 技术的能力, 步入了世界加氢技术先进水 平的行列。 ◎ 在清洁燃料的生产中, 加氢技术必将会得到稳步持续地发展。
催化加氢技术
2. 加氢裂化工艺流程
2.1 两段法加氢裂化
◎ 两段法加氢裂化采用两个反应器, 20世初用于煤及其衍生物的加 氢裂化。
◎ 原料油先在第一段反应器进行加氢精制(HDS/HDN/HDO, 烯烃饱 和HDA, 并伴有部分转化)后, 进入高压分离器进行气/液分离；
◎ 高分顶部分离出的富氢气体在第一段循环使用, 高分底部的流出 物进入分馏塔, 切割分离成石脑油、喷气燃料及柴油等产品；
1.2 国内加氢裂化技术的发展
◎ 50年代, 恢复了页岩粗柴油高压加氢, 发展了页岩油全馏分固定 床加氢裂化, 以及低温干馏煤焦油的高压三段加氢裂化技术。
加氢裂化工艺流程介绍
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
加氢裂化工艺流程
企业理财业务是指商业银行以法人为服务对象，利用其网点、技术、人才、 信息、资金等方面的资源优势，运用各种理财工具，提供的综合性理财服务， 以帮助企业客户达到提高资金使用效率，资金增值，创造效益与提升价值的目 标或投资及融资目标。企业理财业务的发展过程充分体现了商业银行金融创新 与研究的水平，通过不断挖掘市场需求，通过对资金流入、流出以及存量的统 筹规划，现金流量的分析，尽量减少闲置资金的占用。在确保资金流动性的前 提下，力争将资金的持有水平控制在尽可能低的程度，在资金流动性、安全性、 效益性之间寻求最佳平衡点，使企业客户整体效益最优化、利润最大化、保值 增强化、资金安全化，体现了商业银行“以客户为中心”的经营理念，达到银 企双赢的目的。
8.1.2金融投资理财国内外业务状况
1.美国理财业务的状况
美国理财业务经历了初创期、扩张期、成熟稳定期三个阶段。最早提供该服 务的是20世纪30年代的保险营销人员。由于1929年的经济危机，他们为了更好地 开展业务，对客户进行了一些简单的个人生活规划和综合资产运用策略，成为今 天个人理财规划师的前身。二战后，经济的复苏和社会财富的日益积累使美国个 人理财业务进入了扩张时期。从业人员不断增加，但由于缺乏相关的专业职业认 证，导致市场上鱼龙混杂，行业混乱。随着CFP（CertifiedFinancialPlanner） 制度逐步的建立，市场混乱问题才得以解决，得以规范化、专业化发展理财业务，
加氢裂化工艺流程
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。
加氢裂化工艺简述(工艺人员培训)
2.2 加氢裂化装置的化学反应
烃类在加氢裂化条件下的反应方向和深度，取决于烃的 组成、催化剂性能以及操作条件，主要发生的反应类型包 括裂化、加氢、异构化、环化、脱硫、脱氮、脱氧以及脱 金属等。 烷烃的加氢裂化反应。在加氢裂化条件下，烷烃主要发生 C-C键的断裂反应，以及生成的不饱和分子碎片的加氢反 应，此外还可以发生异构化反应。(大分子变小分子） 环烷烃的加氢裂化反应。加氢裂化过程中，环烷烃发生的 反应受环数的多少、侧链的长度以及催化剂性质等因素的 影响。单环环烷烃一般发生异构化、断链和脱烷基侧链等 反应；双环环烷烃和多环环烷烃首先异构化成五元环衍生 物，然后再断链。 （断环）
1.2 炼油各工艺过程简介
1 常减压
常压蒸馏和减压蒸馏习惯上称为常减压蒸馏，常减压 蒸馏基本属物理过程。常减压装置往往被称为炼油厂的 “龙头”装置，是因为原油进厂加工的第一道工序就是常 减压。原料油在蒸馏塔里按蒸发能力分成沸点范围不同的 油品（称为馏分），这些油有的经调合、加添加剂后以产 品形式出厂，相当大的部分是后续加工装置的原料。因此， 常减压蒸馏又被称为原油的一次加工，我们日常所说的一 次加工能力就是指常减压装置的加工能力。常减压装置包 括三个工序：原油的脱盐、脱水 ；常压蒸馏；减压蒸馏。
2.2 加氢裂化装置的化学反应
烯烃的加氢裂化反应。加氢裂化条件下，烯烃很容易加氢变 成饱和烃，此外还会进行聚合和环化等反应。（饱和）
加氢裂化工艺流程概述
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
加氢裂化说明书
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。
最新加氢裂化操作规程
加氢裂化操作规程
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
二〇二〇年十一月
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................................................................................
加氢裂化分馏系统非正常操作法
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
演示文稿加氢裂化工艺及过程
第24页，共334页。
催化加氢技术
2.2 单段加氢裂化工艺
◎ 单段法加氢裂化采用一个反应器, 既进行原料HDS、HDN、 HDO、烯烃饱和、HDA, 又进行加氢裂化；
◎ 采用一次通过或未转化油循环裂化的方式操作均可。
◎ 其特点是：
⊙ 工艺流程简单，体积空速相对较高； ⊙ 催化剂应具有较强的耐 S、N、O等化合物的性能； ⊙ 原料油的氮含量不宜过高，馏分不宜过重； ⊙ 反应温度相对较高，运转周期相对较短。
为现代渣油悬浮床加氢以及馏分油固定加氢的基本模式奠定了基 础。
第9页，共334页。
催化加氢技术
◎ 二战以后, 可多方获得中东油, 催化裂化技术的发展, 为重瓦斯 油(HVGO)转化生产汽油提供了更经济的手段, 加氢裂化的重要 性曾一度有所降低。
◎ 40年代末50年代初的“相关事件”, 铁路运输由蒸汽机车向柴油 机车驱动的转变，廉价天然气的供应使燃料油用量减少, FCC 发展导致富含芳烃难转化的循环油过剩, 汽车压缩比的提高和 高辛烷值汽油标准的实施等, 都迫切需要将难转化的原料加工
演示文稿加氢裂化工艺及过程
第1页，共334页。
加氢裂化工艺及过程
第2页，共334页。
催化加氢技术
1.0 概述
1.1 加氢裂化的沿革 1.2 国内加氢裂化技术发展历程
加氢精制—分馏部分分馏塔操作的影响因素(煤制油技术课件)
05
回流罐温度
塔顶回流取热和中段循环回流取热 做到恰当的热平衡，就使分馏塔具有良好的操作状态
分馏部分分馏塔操作的影响因素
目录
01 闪蒸段温度 02 塔操作压力 03 过汽化量
04 汽提蒸汽量 05 源自文库流罐温度
01
闪蒸段温度
提高闪蒸段温度可增加馏出物产率 闪蒸段温度是受分馏塔进料加热炉调节 可用少许变化闪蒸段温度来调节过汽化量 过汽化量决定分馏塔的侧线抽出和塔底油分离的清晰度
02
塔压力
馏出物产量和过汽化量一定时，改变塔的压力，就改变加热炉的热负荷 降低塔压力可增加塔内上升蒸汽的量，相应增加塔顶系统负荷，降低塔压力，
塔顶系统需在较低温度下操作， 塔的操作压力必须是能将回流罐的排放气体,自压入加氢裂化单元富气压缩机
入口分液罐。
03
过汽化量
进料的汽化量除了包括塔顶和各侧线的产品外，还应有一部分额外的汽化量。这就是过 汽化量
塔的过汽化量决定柴油与塔底产品之间分离的清晰度 过汽化量过大，增加进料加热炉的负荷；提高闪蒸段温度，中段回流量增加，
以至增加塔顶冷凝器负荷
04
汽提水蒸汽量
汽提水蒸汽是经过在分馏进料加热炉过热至210℃后，进入分馏塔第一层塔板下方，增 加汽提水蒸汽
汽提水蒸汽参考量为1～1.5kg水蒸汽/100kg塔底油
【分享】加氢裂化工艺流程图
【分享】加氢裂化工艺流程图
加氢裂化，是一种石化工业中的工艺，即石油炼制过程中在较高的压力的温度下，氢气经催化剂作用使重质油发生加氢、裂化和异构化反应，转化为轻质油(汽油、煤油、柴油或催化裂化、裂解制烯烃的原料)的加工过程。它与催化裂化不同的是在进行催化裂化反应时，同时伴随有烃类加氢反应。加氢裂化实质上是加氢和催化裂化过程的有机结合，能够使重质油品通过催化裂化反应生成汽油、煤油和柴油等轻质油品，又可以防止生成大量的焦炭，还可以将原料中的硫、氮、氧等杂质脱除，并使烯烃饱和。加氢裂化具有轻质油收率高、产品质量好的突出特点。
目录
概念
加氢裂化的化学反应
加氢裂化催化剂
石油馏分加氢的影响因素
加氢裂化工艺流程
概念
加氢裂化的化学反应
加氢裂化催化剂
石油馏分加氢的影响因素
加氢裂化工艺流程
展开
编辑本段
概念
定义
类型:石化工业术语
拼音:jiaqingliehua
英文名称:hydrocracking
条件10-15兆帕(100-150大气压)，400℃左右。
优缺点
加氢裂化的液体产品收率达98%以上，其质量也远较催化裂化高。虽然加
氢裂化有许多优点，但由于它是在高压下操作，条件较苛刻，需较多的合金钢材，耗氢较多，投资较高，故没有像催化裂化那样普遍应用。
编辑本段
加氢裂化的化学反应
烃类在加氢裂化条件下的反应方向和深度，取决于烃的组成、催化剂性能
以及操作条件，主要发生的反应类型包括裂化、加氢、异构化、环化、脱硫、
脱氮、脱氧以及脱金属等。
加氢裂化
①烷烃的加氢裂化反应。在加氢裂化条件下，烷烃主要发生C-C键的断裂
反应，以及生成的不饱和分子碎片的加氢反应，此外还可以发生异构化反应。
石油化工技术《加氢裂化工艺(二)》
扬州工业学院信息化设计教案
装有不同性能的催化剂。这两个反响器分别配有高压别离器和循环氢装置，形成了两段独立的流程体系。
两段加氢裂化工艺流程示意图
下面我们来讲解一下两段加氢裂化工艺流程。原料油经高压油泵升压并与循环氢混合后首先与第一段生成油换热，然后进入第一段加热炉中加热至反响温度，之后进入第一段加氢精制反响器，在加氢活性高的催化剂上进行脱硫、脱氮、脱氧等反响，以及局部烯烃和芳烃的加氢饱和反响。反响生成物经换热、冷却后进入第一段高压别离器，从顶局部离
出的氢气在第一段循环使用。底部的生成油进入脱氨塔，脱去NH
3和H
2
S后，作为第二段
加氢裂化反响器进料。第二段进料与循环氢混合后，进入第二段加热炉，加热至反响温度，进入第二段反响器进行加氢裂化等反响；反响生成油经过换热、冷却、别离，别离出循环氢后送至稳定分馏系统进行产品切割。这就是两段加氢裂化的整个工艺流程。〔小组讨论教师总结〕
两段加氢裂化工艺有两种操作方案，一种操作方案是第一段反响器进行加氢精制，第二段反响器进行加氢裂化；另一种操作方案是第一段反响器除进行加氢精制外，还进行局部加氢裂化，第二段反响器进行加氢裂化。〔小组讨论：单段加氢裂化工艺的特点是什么？教师总结〕
与单段加氢裂化工艺相比，两段加氢裂化具有的优点在于它对原料适应性强，可加工更加劣质的原料；还有就是该工艺生产灵活性大，操作运转周期长。此外，它的缺点也是
很明显的，就是工艺流程较复杂、投资及能耗相对较高。
二、一段串联加氢裂化工艺
一段串联加氢裂化工艺流程如这张示意图所示。
一段串联加氢裂化工艺流程示意图
《加氢裂化工艺》-加氢裂化技术讲义
图4. 一段串联两段裂化工艺流程示意图
※ 现场原料油的硫含量~12000ppm；氮含量1200~1300ppm
◎国内外中压加氢裂化的相关结果表明: ⊙ 煤油馏分的芳烃含量较高,烟点较低,既不是很好的喷气燃料,也不
是很好的柴油馏分(十六烷值较低); ⊙ 中间馏分(煤油+柴油)的芳烃含量较高,十六烷值较低,只有在较高
◎ 70年代末，引进了4套加氢裂化装置，19821990年相继开工投产。 ◎ 80年代中期，引进了140万吨/年重油加氢联合装置，1992年在齐鲁石化公司建
成投产。 ◎ 80年代中期以来，相继在抚顺、镇海、辽阳、吉林、天津和山东等地建设了
40 140 万吨/年规模的多套加氢裂化装置。 ◎ 90年代末，大连 WEPEC 和茂名分别建成了200万吨/年渣油固定床加氢处理
⊙若受港口码头、道路、桥梁、涵洞等运输条件的制约，采用三个
反应器的两段裂化比采用双系列并联（共4个反应器），可节省 投资510％。 • 当时Union oil 公司当时认为，一段串联（一段裂化）的流程适宜 100万吨/年以下规模的装置；100 150万吨/年规模的装置以采用 一段串联（两段裂化）的流程为宜。
1. 概述 ◎加氢裂化技术，有可加工原料的范围宽、原料适应性强、产品方案灵活、
产品质量好、液体产品收率高等独具的特点，能生产从液化石油气、石脑油、 喷气燃料、柴油到蒸汽裂解、润滑油基础油等多种优质产品和石油化工原料， 是为大型炼厂和石油化工企业最重要、最可靠、最灵活和最有效的加工手段 。
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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