加氫裂化裝置生產運行影響因素分析第1頁/共41頁第一節工藝因素的影響一、工藝參數（一）反應壓力1．壓力（氫分壓）對反應過程和裝置長周期運行的影響

重質烴/非烴化合物的加氫裂化需要完成加氫脫硫（HDS）、加氫脫氮（HDN）、芳烴飽和以及裂化形成的輕質產物的再加氫，這些都與氫氣的存在及其壓力密切相關。壓力的變化不僅影響過程的反應速率，而且作為具有加氫、脫氫雙重性能的金屬組元，在壓力不夠高時，往往受到熱力學平衡的影響。其次是加氫裂化工藝由于所加工的原料性質、轉化深度及對產品分布及質量的要求有所不同，因此其反應壓力范圍變化相當大。目前在工業上使用的裝置，其操作壓力一般在7.0～2.0MPa之間變動，以上情況清楚表明，反應壓力與加氫裂化工藝過程關系密切，它是一個十分關鍵的操作參數，也是與其他煉油輕質化工藝最大的不同點。第2頁/共41頁1．壓力（氫分壓）對反應過程和裝置長周期運行的影響

催化劑的活性穩定性是決定工業裝置運轉周期的重要因素，它直接關系到過程的技術經濟指標。加氫裂化在較高反應溫度的作用下，在完成所希望的裂解和加氫反應的同時，由于原料中含有一定數量的稠環芳烴、、瀝青質、非烴化合物等，要產生一定程度的疊合及縮合反應，這些縮合反應所生成的高聚物是生成積炭的前驅物質，它將導致催化劑表面的積炭生成，而積炭的生成和增加則將導致催化劑活性中心的損失，使催化劑失活而降低催化劑的壽命，這又與反應壓力有關。當提高氫氣壓力時可以抑制焦炭生成而減緩催化劑失活，從而延長裝置的運轉周期。反應氫分壓也是影響產品質量的最重要因素，無論使用哪種工藝過程，重質原料在輕質化過程中都要進行脫硫、脫氮、烯烴和芳烴飽和等加氫反應，從而大大改變產品質量。第3頁/共41頁1．壓力（氫分壓）對反應過程和裝置長周期運行的影響

氫分壓對加氫裂化的影響影響加氫裂化反應結果的反應物流中的氫分壓，它與物料組成和性質、反應條件、過程氫耗和總壓以及氫油比等因素有關。對于VGO原料而言，在其他反應參數相對不變的條件下，氫分壓對轉化深度產生正的影響。重質餾分油的加氫裂化，當轉化率相同時，其產品的分布基本與壓力無關。反應氫分壓是影響產品質量的重要參數，特別是產品中的芳烴含量與反應氫分壓有很大的關系。反應氫分壓對催化劑失活速度也有很大的影響，過低的壓力將導致催化劑快速失活而不能長期運轉。第4頁/共41頁2．反應壓力對安全的影響泄露的危害由于高壓反應系統壓力較高，加熱爐出入口、高壓換熱器、反應器出入口等部位又是加氫處理過程中氫氣溫度最高的部位，在氫氣中還混有同等溫度的油氣。如果一旦發生泄漏，高溫、高壓氫氣-油氣混合物會發生自燃，或因高速的氣流噴出產生的靜電火花而引燃或爆炸。一旦發生此類事故，后果是非常嚴重的，可能造成嚴重的經濟損失和人員傷亡。國內外多套裝置都曾發生過泄漏事故。因此加熱爐出入口、高壓換熱器、反應器出入口等部位的法蘭處、高壓臨氫部位均是防止氫氣泄漏的重點部位。第5頁/共41頁高壓竄低壓的危害由于加氫裂化反應系統為高壓，壓力最高可達18.0MPa，而在高壓和低壓相連部位，會因儀表失靈、操作不當、處理其他事故時發生高壓竄低壓的事故，此類事故如處理不當，可能產生低壓容器爆炸的惡性后果。在加氫裝置中，發生過低壓分離器因超壓而破裂的事故。低壓分離器一般按2～3MPa設計（有些設計壓力更低。由于其位于高壓分離器之后，當高壓分離器液位控制系統失靈、閥組故障，壓空竄壓；或低壓分離器安全閥失靈，都會導致低壓分離器超壓破裂。2．反應壓力對安全的影響第6頁/共41頁2．反應壓力對安全的影響典型事故我國某廠25萬t/a加氫裂化裝置高壓油泵房蒸汽云爆炸。該裝置運行不到一年，由于油泵換泵期間，泵不上量，而泵出口未裝單向閥，造成高壓氫氣倒泄到油泵房，引發爆炸，45人死亡，58人受傷，廠房及設備遭到嚴重毀壞，炸毀廠房4000多m2，損失極其慘重，停工兩個月后才恢復生產。Ｅ廠加氫裂化裝置高壓分離器排放酸性水時，造成串壓，導致低壓的酸性水罐被炸飛。1987年3月22日7時，英國格朗季蒙斯煉油廠加氫裂化裝置低壓分離器因超壓發生爆炸，并繼而發生大火。事故造成一人死亡，裝置嚴重損壞，經濟損失7850萬美元。第7頁/共41頁（二）反應溫度

1．反應溫度的影響和控制

反應溫度是影響加氫裂化反應的重要因素，反應溫度對轉化率的影響十分靈敏，二者之間具有良好的線性關系，對產品質量和產品分布產生決定性的影響。加氫裂化反應主要由酸性功能催化劑作用下產生的裂化反應和加氫活性催化劑作用下產生的加氫反應組成，典型的反應熱見表1。反應類型反應熱kJ/m3H2

脫硫2449.3～2993.6脫氮2449.3～2993.6脫氧2449.3～2993.6芳烴飽和1507.2～3014.4烯烴飽和5024.2～5610.3加氫裂化1884.1～2428.3第8頁/共41頁1．反應溫度的影響和控制加氫精制、加氫裂化反應均為強放熱反應，提高反應溫度可以加快反應速度。聯合油公司認為：分子篩型裂化催化劑的床層溫度若超過正常溫度12～13℃，裂化反應速度將增加一倍；催化劑床層溫度若超過正常溫度25℃，裂化反應速度將增加四倍。如前所述，加氫過程為強放熱反應，隨著反應的深人，釋放出的熱量越來越大。因此在工業加氫裝置上，沿反應器軸向存在催化劑床層溫升。反應器各床層的溫度主要是通過調節加熱爐出口溫度、在各床層間注入一定量的冷氫來控制。注人冷氫的目的是排除過多的反應熱，調節催化劑床層溫度，使其分布更為合理、更有效地利用催化劑，實現長周期運行。同時冷氫的設置也可防止因過度加氫反應而導致的床層溫度失控，為裝置的安全提供保障。在一段串聯加氫裂化工藝中，裂化催化劑床層平均反應溫度控制主要依靠調節冷氫量實現。第9頁/共41頁1．反應溫度的影響和控制催化劑床層平均反應溫度的調節有兩種方式，一種是通過調節每個床層入口冷氮的注入量，使得每個催化劑床層入口溫度相同，以有利于延長催化劑的壽命；另一種方式是通過冷氫注入量的調整，使得每個床層的出口溫度相同。為了控制整個反應器溫升在比較經濟合理的范圍內操作，一般控制加氫裂化催化劑每段床層的溫升不大于10～20℃（分子篩催化劑取低值）。催化劑床層總溫升決定于原料油的性質、原料油和循環氫量、加氫深度等。原料油中含有加氫反應放熱量大的組分如硫化物、氮化物和烯烴等越多，反應溫升越大；原料油流率增加，總的放熱量增加，催化劑床層總溫升增加；循環氫量下降，或者氫油比下降，由氣體帶走的熱量減少，催化劑床層總溫升增加；表征加氫深度的脫硫率、脫氮率、芳烴飽和率、加氫裂化轉化率等也在一定程度上影響催化劑床層總溫升。由于不同的原料油性質和不同的反應深度有不同的化學氫耗量，因此化學氫耗量與催化劑床層總溫升有較好的相關性。第10頁/共41頁1．反應溫度的影響和控制催化劑床層內除了沿反應器軸向存在溫度梯度以外，床層的某一橫截面上不同位置的溫度也有可能不同。將同一截面上最高點溫度與最低點溫度之差稱為催化劑床層徑向溫差，也稱為徑向溫升。第11頁/共41頁2．反應溫度對生產和安全的影響反應溫升的影響

當反應溫升過高而不加以控制時，可能導致如下后果:隨著運轉時間的推移，催化劑逐漸失活，當提高反應溫度加以彌補時，將使得靠近反應器下部的一部分高溫區的催化劑過早地到達設計的最高操作溫度，而被迫停工。而此時處于反應器上部低溫區的催化劑盡管仍有較高的活性，但卻沒有得到利用，因而劣化裝置經濟效益。

對產品質量和選擇擇性不利。在加氫處理反應中，加氫脫氮和芳烴加氫飽和反應受熱力學平衡制約，當反應溫度提高到某一數值后，平衡轉化率下降，使脫氮率、芳烴飽和率下降，產品質量下降。在加氫裂化反應中，高的反應溫度會加速二次裂解反應，導致中餾分選擇性下降，氣體產量增加。第12頁/共41頁2．反應溫度對生產和安全的影響反應器內形成高溫反應區。反應物流在高溫區內激烈反應，甚至發生二次、三次裂解反應，放出更多的反應熱，使反應溫度更高，如此惡性循環，可能導致溫度超過催化劑允許的最高使用溫度，損壞催化劑，甚至可能引起催化劑床層“飛溫”，引發事故?！帮w溫”威脅裝置安全。正常情況下，加氫裂化反應器床層溫度是相對穩定的，如果由于某種原因導致反應物流從催化劑床層攜帶出的熱量少于加氫裂化的反應熱時，平衡就會被打破，溫度平緩的上升通常稱為溫度“偏移”。如果不采取正確的處理措施，反應熱不能及時從反應器取走，就會出現整個反應器溫度升高→急劇放熱→溫度飛升，引起反應器床層溫度的驟升，產生稱為“飛溫”的失控局面。第13頁/共41頁由于目前裂化催化劑中分子篩含量上升，其活性高反應速度加快，一旦失去有效控制，就會從溫度“偏移”發展成“飛溫”。飛溫速度相當快，在幾分鐘內，反應器床層溫度可能會升到800℃以上。此外，由于測量催化劑溫度的位置受限制，有時現象可能不明顯，如果處理再不正確、及時，溫度“偏移”最終極易發展成“飛溫”。反應器飛溫是加氫裂化裝置易發生、擴大快、后果嚴重、影響因素多的事故，也是加氫裂化裝置重點防范的事故之一，國內外多套裝置已因飛溫發生多起事故，造成嚴重損失。飛溫的后果使催化劑活性受到損壞，壽命縮短，損壞反應器內部構件，對反應系統的設備造成危害，導致高壓法蘭泄漏等，重則導致反應器器壁損壞，甚至有破裂爆炸的危險。如：加拿大石油煉制公司的反應器“飛溫”，造成反應器大面積堆焊層剝離和347SS堆焊層熔敷金屬裂紋和破壞現象。國內加氫裂化裝置基本上都遇到過“飛溫”，一般在500℃～600℃被控制，也有超溫到800℃以上的情況，如前所述。一旦溫度達到860℃，由于催化劑金屬組分晶格會發生不可逆的轉變，“飛溫”無法控制，必然會導致催化劑嚴重燒結，甚至威脅造價昂貴的反應器。2．反應溫度對生產和安全的影響第14頁/共41頁2．反應溫度對生產和安全的影響徑向溫升的影響

在催化劑床層入口分配器設計不好、催化劑部分床層塌陷、床層支撐結構損壞等情況下，將直接引發催化劑床層徑向溫差。反應器入口分配盤上不均勻積垢、床層頂部“結蓋”、催化劑經過長時間運轉、裝置緊急停工后重新投運、有大的工藝條件變動（如進油量、循環氣量大幅度變化）等情況下，催化劑床層也可能出現徑向溫差。徑向溫差的大小反映了反應物流在催化劑床層里分布均勻性的好壞。一旦催化劑床層出現較大的徑向溫差，其對催化劑的影響幾乎與軸向溫升相同，而對產品質量、選擇性方面所造成的影響則遠大于軸向溫升?？山邮艿拇呋瘎┐矊訌较驕夭钊Q于反應器直徑的大小和反應類型。反應器直徑越大，容許的徑向溫差也越大；加氫裂化工藝容許的徑向溫差比加氫處理工藝的小。通常在加氫裂化工藝中，當催化劑床層徑向溫差超過11℃時已經認為物流分配不好了，當超過17℃時就應該考慮停工處理。第15頁/共41頁加氫裂化反應器的床層壓力降，不僅是重要的設計參數，而且有時會成為裝置長周期運轉的制約因素。如加氫裂化裝置有時不是因為催化劑的失活，而是反應器壓力降超過設計允許值而被迫停工。床層壓力降增大不僅造成能耗增加，更主要的是增大了反應器內構件的承載負荷，嚴重時造成循環氫壓縮機進、出口壓差過大而被迫停工，甚至引起破壞性的后果，威脅裝置的安全運行。在加氫裂化裝置運行過程中，床層壓力降由兩部分組成，一是開工初期的床層壓力降，以下簡稱床層壓力降，二是隨運轉周期產生的壓力降增量，它表現為時間的函數。因此，整個床層壓力降隨運轉周期而逐漸增高。（三）反應器床層壓降

第16頁/共41頁1．床層壓力降的影響因素滴流床反應器的床層壓力降主要由以下幾種作用力的作用引起：床層中流體的加速、減速以及局部區域的氣液湍動引起的慣性力的作用；氣-液、液-固及氣-固界面的流體流動的粘滯力的作用；界面力（毛細管力）的作用，對發泡液體尤為顯著；流體受靜壓力的作用。

在相互強作用區內，氣-液相的慣性力將起主要作用，在相互弱作用區內，主要是粘滯力及界面力將產生較大的影響。因此，床層壓力降與氣、液相質量速度、流體物性、床層空隙率等因素有關，而床層空隙率直接與催化劑的形狀、大小以及裝填方式有關。第17頁/共41頁2．床層壓力降增量的影響因素加氫裂化反應器隨運轉周期的增長，床層壓力降逐漸增大，特別是精制反應器的第一床層更為突出。這種床層壓力降的增大部分，定義為床層壓力降增量。它與進反應器物流的純凈程度、催化劑的活性及強度、催化劑裝填狀況等有關。床層壓力降的增大最終表現為運轉時間的函數、隨著裝置運轉時間的增長，床層壓力降逐漸增大，當達到一定時間后，它將以指數方式迅速增大，最終達到或超過設計允許值而被迫降低處理量，甚至停工。因此在加氫裂化包括重油加氫處理過程中，有時不是催化劑的失活，而是床層壓力降增大過快成為裝置運轉周期的制約因素，這不僅增加了能耗，限制了處理能力，而且增加了維修費用及縮短開工周期，從而制約廠經濟效益。第18頁/共41頁2．床層壓力降增量的影響因素原料油中攜帶的固體微粒。這類固體微粒主要是機械雜質、油泥、鐵銹等，進入反應器后，最終累計在一床催化劑顆粒之間。反應生成的焦炭。原料油中的生焦母體，特別是摻煉二次加工油時，如不飽和烴、稠環芳烴以及硫、氮、氧等雜原子化合物在反應器上部，在未接觸催化劑前，在高溫或在硫化鐵的促進下迅速發生以自山基、非自由基或金屬催化下的聚合反應，形成有機微粒沉積在床層中。催化劑強度及裝填的影響。當催化劑強度較差，運轉過程中遇水破碎而堵塞床層，因此對催化劑強度應有嚴格控制。床層下沉也會造成壓力降增大，這與裝填催化劑的方式緊密相關。反應器內構件，特別是液體分配盤設計或安裝不當會造成流體分布不均勻，甚至溝流等，使原料在死角處積聚生焦，堵塞床層。原料油中油溶性金屬的沉積。原料油中的鐵含量是造成床層堵塞、壓力降增大的主要原因。壓力降隨運轉周期增大的原因是反應器內進入了各類污染物并發生一些有害反應的結果，致使床層空隙堵塞，影響流體的流動通道，造成上部床層堵塞：第19頁/共41頁3．緊急泄壓時壓降的上升加氫裂化裝置設置有慢速泄壓和快速泄壓兩個系統：慢速泄壓系統。限制在泄壓的第1分鐘泄壓約0.7MPa。快速泄壓系統。限制在泄壓的第1分鐘泄壓約2.1MPa。高壓反應系統緊急泄壓時，泄壓部位在循環氫壓縮機入口，此時此處壓力下降速度較快，而由于反應系統容量大，緩沖時間較長，反應系統前部壓力下降緩慢，因此導致反應器、高壓換熱器、循環氫脫硫塔等部位壓力降上升。而設計反應器內構件、高壓換熱器、循環氫脫硫塔內件時，雖然考慮了快速緊急泄壓時的差壓，但其能承受的差壓仍有一定的限制。因此，一般限制在快速泄壓的第一分鐘泄壓約2.1MPa。第一分鐘泄壓速度不能大于2.1MPa，泄壓速度過快，可能導致反應器壓降過大導致床層內構件等內部結構損壞。第20頁/共41頁（四）流量1．反應高壓進料量高壓進料泵出口有兩路流量控制，一路為加氫裂化進料流量，它隨下藝操作要求變化。另一路為高壓進料泵的最小流量控制，為了保護泵不受損壞，設有一個固有的最低流量，當加氫裂化低負荷操作時即低進料流量，有一部分泵出口流體返回緩沖罐，使高壓進料泵入口流量流量大于泵的最低流量高壓泵出口返回原料緩沖罐的最小流量線調節閥差壓很大（15～17MPa），因此多選用多級壓降的角閥，底進側出。高壓泵出口去反應進料流量設有低流量報警以及低低流量安全聯鎖，當達到低低流量時，高壓進料切斷。高壓進料量的大幅波動或突然中斷，都會導致反應加熱爐、高壓換熱器、反應器入口等部位溫度劇烈波動，嚴重時可導致以上部位法蘭與金屬軟鋼密封環墊圈因膨脹系數不同而發生泄漏，高溫、高壓氫氣-油氣混合物泄漏后會發生燃燒、爆炸，最終可能導致極其嚴重的后果。在正常操作中，要保證反應高壓進料量的穩定，避免大幅波動。第21頁/共41頁

循環氫具有以下四主要作用：在反應器內維持高的氫分壓。由于大部分的補充氫消耗于加氫反應、溶解和漏損，因此，如果沒有循環氣，則會因耗氫導致維持不住氫分壓。帶走反應過程所釋放的大量反應熱。由于加氫脫硫、脫氮、芳烴飽和及加氫裂化反應都是放熱反應，因此必須用急冷氫來帶走反應過程中產生的大量熱量。將反應物流分布于催化劑上。在反應器，氫氣和原料油的兩相反應混合物通過催化劑時是不易分布均勻的。但高的循環氣流率和維持高的壓力降則有助于均勻分布的流動，以避免低的流率或流通不暢帶不走熱量而在催化劑內產生熱點。當然過大循環氣流量對反應無幫助，只能增加能耗。在反應產物未再次裂解之前把產品氣化帶走，以盡可能減少產品再裂解變為低值產品。2．循環氫流量加氫精制及加氫裂化反應是在高氫分壓、高溫條件下進行的催化反應。為了使反應順利進行，進人反應器的氫氣量遠大于催化加氫反應所需的氫氣量，通常采用大量的氫氣循環。第22頁/共41頁氫氣循環量的大小采用氫油體積比表示。增加氫油比可以少量地增加脫硫率，降低催化劑床層溫升。較高的氫油比還有助于減緩催化劑表面的結焦速率，延長催化劑的使用周期。但是，氫油比過大，原料與催化劑的接觸時間縮短，反過來又不利于加氫反應，加氫深度下降，系統壓降也增加。這對于生產過程是不利的。因此加氫過程的氫油比選擇、操作要適當。對于重油加氫裂化，為了保證有足夠的氫分壓和維持一定的加氫反應速度，并能維持催化劑必要的使用壽命，一般采用較大的氫油比，通常體積在1000～1500之間。在正常生產中，隨著進料量的調整要調節循環氣量，保證氫油比在設計條件下。循環氣的中斷通常是由循環氫壓縮機故障停機引起的，這是非常嚴重的緊急事故。由于大部分反應熱是由循環氣和急冷氫帶出的，沒有循環氣和急冷氫控制反應速率，假如不采取適當的措施，將出現全面的溫度失控。為了防止反應繼續進行導致飛溫，即使在積極恢復循環機運轉的情況下，也必須使反應器盡快的冷卻和降壓。第23頁/共41頁（五）高分壓力、液（界）位熱高壓分離器（簡稱熱高分）、冷高壓分離器（簡稱冷高分）在加氫裂化裝置中有著特殊的重要地位，高壓分離器的安全運行是加氫裂化裝置安全運行的重要環節之一。尤其冷高分，既承擔著反應流出物氣液分離的任務，又是液相物流高/低壓轉換的界面；更重要的在于冷高分的壓力是加氫反應系統的壓力基準點，即是反應系統壓力控制的基準點，同時當裝置出現異常時，系統的緊急泄壓操作又源于此。因此，冷高分的控制方案是否合理、操作是否得當、現場儀表及控制系統可靠性的高低、控制品質的好壞、響應時間的長短等對加氫反應系統的平穩運行和安全生產起著至關重要的作用。第24頁/共41頁1．高分壓力高分的壓力是重要的，因為作為高壓回路的安全閥是設置在高分上的。高分在設計的操作指標范圍內，應操作在盡可能高的壓力下，以便使在反應器中的氫分壓達到最大值。但是，高分決不應在安全閥設定點的93%以上的壓力操作。因為安全閥的安全余量允許安全閥彈簧常數的某些偏差，也允許當壓力開始建立的時候給操作員一個反應的時間。一旦安全閥起跳而又不能徹底復位，將導致對火炬系統的極大的負荷。加氫裂化裝置設計了較復雜的壓力控制手段，它能自動地避免超出高分壓力限制。一般設計有兩套壓力控制器，一套設在循環機入口，另一套設在新氫機入口。兩個控制器的信號送至一個高選擇器開關來控制新氫機出口的三返一閥來控制反應系統壓力，正常生產時在該壓控系統的作用下，補充新氫被送至高壓反應系統。高選擇器選擇的是保護新氫機入口壓力，來達到控制反應系統不超壓的目的。第25頁/共41頁2．高分液（界）位在絕大多數加氫裝置中，熱高壓分離器、冷高壓分離器都是高低壓的重要分界線。熱高壓分離器、冷高壓分離器液位控制一旦失靈，可能造成高壓氣體竄至低壓系統，導致事故發生。高壓竄低壓事故造成的危害如前所述。因此，從工程設計的基本出發點來講，不論是液位控制回路還是界位控制回路的調節閥都是雙重配置，從而大大提高正常生產控制的靈活性和可靠性，對工藝裝置長周期、安全運行非常有利。從實際的操作要求可以看出，雖然液位和界位控制回路（包括調節閥）均為雙重配置，但卻并非為備用關系或熱備用關系，而是一種主輔關系。正常情況下由主控制回路進行控制，只有當主控制回路（包括調節閥）出現故障需要維修時，才由人工切換到輔助控制回路，一旦主控制回路恢復正常，則又重新由主控制回路行使控制權，這種由人工執行的切換操作要求操作員的素質比較高。另外，當調節閥出現故障需要現場進行流路（主、輔閥）切換時，不僅勞動強度大（上下游共5個工藝切斷閥），而且還存在一定程度的危險性。第26頁/共41頁2．高分液（界）位液位調節閥用來控制冷高分液位和界位，保證正常生產操作的平穩；而有的加氫裂化裝置還設計有兩位式氣動緊急切斷閥（常開，按故障安全型設計）用來保障安全，自動完成液（界）位低低聯鎖切斷保護動作，防止冷高分向冷低壓分離器或含硫污水罐竄壓。這種設計方案在給生產操作帶來更大安全性的同時，也失去了部分正常生產操作的靈活性和可操作性，但權衡利弊這種付出還是值得的，因為對于易燃易爆的石化裝置來說，安全總是高于一切的。針對液位失靈時如何避免發生高壓竄低壓，各加氫裂化裝置應該根據各自裝置的實際流程特點，制定詳盡的處理預案，并要求操作員熟練掌握。第27頁/共41頁二．工藝流程目前在工業上大量應用的加氫裂化工藝主要有：單段工藝、一段串聯工藝、兩段工藝等三種類型。這些工藝類型可采用不同的工藝流程。例如，原料油經單程裂化、所得未轉不進行循環裂化的稱為一次通過流程，部分未轉化油進行循環裂化的稱為部分循環流程，未轉化油全部循環裂化、轉化率為100%的稱為全循環流程。工藝類型和流程的選擇與、對產品的要求、所用的催化劑等因素有關。由于工藝流程的多樣性，也導致了不同工藝流程在安全、長周期運行方面各有特點。第28頁/共41頁（一）單段加氫裂化工藝單段工藝最初用于制取石腦油，但后來的發展表明，該工藝最適合于最大量生產中間餾分油。與單段工藝相匹配的催化劑為無定形硅鋁催化劑，它具有加氫性能較強，裂化性能較弱（特別是二次裂解性能）等特點。該類催化劑既有相當高的中油選擇性，以及較高的耐氮及氨的能力，因而不需要設置預精制段。單段工藝過程的一個主要特征是在一個反應器內裝填單個或組合加氫裂化催化劑進行操作。第29頁/共41頁單段加氫裂化工藝具有如下特點：采用裂化活性相對較弱的無定形或含少量分子篩的無定形催化劑，其優點是：具有較強的抗原料油中有機硫、氮的能力；催化劑對溫度的敏感性低，操作中不易發生飛溫。中餾分選擇性好且產品分布穩定，初末期變化小。流程簡單，投資相對較少且操作容易。床層反應溫度偏高，末期氣體產率較高。原料適應性較差，不宜加工干點及氮含量過高的VGQ原料。裝置的運轉周期相對較短。

（一）單段加氫裂化工藝第30頁/共41頁（二）一段串聯加氫裂化工藝與單段工藝不同的是，一段串聯工藝一般使用兩種不同性能的主催化劑，從而導致化學反應過程及其控制方法的差別。一段串聯工藝中至少使用兩臺反應器。第一反應器（一反）使用加氫精制催化劑，第二反應器（二反）使用裂化催化劑，兩個反應器的反應溫度及空速可以不同；因此操作靈活性較單段工藝過程大。VGO原料經一反加氫精制催化劑床層脫除大部分的硫、氮雜質并飽和烯烴和部分芳烴后，直接進人二反裂化催化劑床層轉化為輕質產品，而無須分離一反生成物流中的H2S、NH3。需要注意的是，在一段串聯工藝過程中一般應控制精制反應器出口加氫生成油中的氮含量低于限值，以免引起裂化催化劑中毒。第31頁/共41頁（二）一段串聯加氫裂化工藝與單段工藝相比，一段串聯工藝使用了性能更好的精制催化劑和裂化催化劑的組合，因而具有如下優點：產品方案靈活，僅需通過改變操作方式和工藝條件或更換不同性能的裂化催化劑，即可實現大范圍調整產品結構的目的。原料適應性強，可以加工更重的原料，其中包括高干點的重質VGO及溶劑脫瀝青油。單段工藝所采用的以無定形載體為主的裂化催化劑在運轉過程中有較快的生焦傾向，若進料過重，催化劑的失活速率將加快，從而縮短裝置操作周期；而分子篩裂化催化劑的生焦傾向相對較弱，提溫速度也慢，且起始反應溫度低，因此在精制段脫氮達到一定深度后，其裂化段的高活性及良好穩定性足以承受更重原料的裂化反應?？稍谙鄬^低的溫度下操作，因而熱裂化被有效抑制，可大大降低干氣產率。與兩段工藝相比，一段串聯工藝不需要在加氫精制及裂化反應器之間增加氣提塔、冷換設備及管線。因而裝置投資和操作費用較低。第32頁/共41頁（二）一段串聯加氫裂化工藝由于一段串聯工藝裂化段大多采用分子篩型加氫裂化催化劑，其酸性一般較強、裂化活性高，從操作安全性、裝置選材和防止原料油在加熱爐管結焦等因索考慮，對一些關鍵部位的操作溫度有如下的限制：精制反應器出口溫度比裂化反應器入口溫度不高出22℃。循環油溫度比裂化反應器入口溫度不高出22℃。循環氫加熱溫度比反應器入口溫度不超過56℃。新鮮原料油加熱最高允許溫度為371℃，循環油為399℃，循環氫則為510℃。第33頁/共41頁（三）兩段工藝某些加氫裂化催化劑不僅對含硫、氮有機物的中毒作用十分敏感，而且也不能耐受H2S、NH3的中毒作用。如含貴金屬的分子篩型催化劑就屬于此類。因此，當此類催化劑用于裂化段時，大都使用兩段工藝流程，即設置一個精制段脫除有機硫、氮化物，同時在精制段與裂化段之間設置分離系統，使精制段流出物在脫除H2S和NH3后再進人裂化段。兩段流程設置兩個反應器，一反為加氫處理反應器，二反為加氫裂化反應器。按照此流程，新鮮進料及循環氫氣分別與一反出口的生成油換熱，加熱爐加熱，混合后進人一反，在此進行加氫處理反應。一反出口物料經過換熱及冷卻后進入分離器，分離器下部的物流與二反流出物分離器的底部物流混合，一起進入共用的分餾系統，分別將酸性氣以及液化石油氣、石腦油、噴氣燃料等產品進行分離后送出裝置，由分餾塔底導出的尾油再與循環氫混合加熱后進入二反。這時進入二反物流中的H2S、NH3均已脫除干凈，硫、氮化合物含量也很低，消除了這些雜質對催化劑裂化活性的抑制作用，因而二反的反應溫度可大幅度降低。此外，在兩段工藝流程中，二反的氫氣循環回路與一反的相互分離，可以保證二反循環氫中僅含很少量的H2S及NH3。第34頁/共41頁與單段工藝共相比，兩段工藝具有如下優點：氣體產率低，干氣少，目的產品收率高液體總收率高。產品質量好，特別是產品中芳烴含量非常低。氫耗較低。產品方案靈活性大。原料適應性強，可加工更重質、更劣質原料。（三）兩段工藝第35頁/共41頁反應部分是加氫裂化裝置的核心，反應部分主要設備集中了裝置關鍵的高壓設備和大型機組、機泵，關鍵的設備有：加氫反應器、高壓換熱器、高壓空冷器、高壓分離器、反應加熱爐、高壓進料泵、循環油泵、高壓注水泵、新氫壓縮機、循環氫壓縮機、高壓管道、高壓閥門、高壓控制閥、高壓儀表及聯鎖系統、分餾加熱爐、分餾塔等。由于加氫裂化裝置本身的特點，這些設備的操作條件都相當苛刻，或處于高溫高壓氫環境下，或處于常溫高壓的氫氣氛中，而且有的設備的進料物流中還含有硫化氫和氨等帶有腐蝕性的介質，因而帶來了有可能發生一些其他類似裝置的設備不會有或不容易有的腐蝕或損傷現象。由于有氫氣存在，一旦泄漏的話，空氣混合達到爆炸極限引起爆炸及發生幾次災害，其嚴重后果更不堪設想。第二節設備因素的影響第36頁/共41頁在國內外的生產中都發生過這樣的事故：日本富士石油公司狄咖烏拉（Sodegaura）煉油廠的燃料油間接加氫脫硫裝置有一臺高壓換熱器，由于檢修與維護不當，使得螺紋