加裂工艺操作规程

目录

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4

51装置概况2

52装置规模2

5.3勺组〃戈.................................................................................3

5.4装置的技术特点........................................................................3

SS装置主要设备3

6.1加氢反应原理..............................................................................4

625M留原理13

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6-411_•••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••・・・・・・・・・•・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・•・・・・・・・・・・・•，・・・・・・・・・・•・,・・・・・・・・・・15

7催化、化学药品性版及主技术规格・・・・・・・・・・・・・••・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・•・・・・・・・・・・・18

•1•••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••

7.2化学躬剂技术炭格与物化性质............10

8.1加纪预处理单元物料平衡..................................................................19

8.2加氢裂化单元物料平衡....................................................................19

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9・2fd]24

9.3轻燃回收单元原料及产品主要质量指标.......................................................28

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124书故处理后的开工149

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13.6装置检修的安全规定.....................................................................166

13.7预防职业中毒..........................................................................167

13.8昉毒器具使用..........................................................................169

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142主要仪表19

14.3工艺流理图、装置平面布置图..............................................................43

SXHG-SC-JL笫1页共160页

1运用范围

木规程规定了加氢裂化装置的原料加氢预处理、加氢裂化、分储、轻燃回收部分的开停工步骤、

岗位正常操作法及事故处理方法。

本规程仅适用于**化工有限公司180万呵/年加氢裂化装置。

2规范性引用文件

本规程中，凡是注日期的引用文件，其喷后所有的修改单（不包括勘误的内容〉或修订版可能

不适用于本规程，因此，鼓励根据本规程达成协议的各方研究来决定是否可使用这些文件的最新版

本。

3术语和定义

1）加氢裂化：

在催化剂存在的条件下，在高温及较高的氢分压下，使大分子烧类转化为小分了假类，将油品

变轻的一种加家工艺。通过加氢反应使原料油中有10%—50%的分子变小的加氢工艺称为缓和加氢裂

化，反应压力在lO.OMPa以上的加氢裂化工艺称为常规（高压）加氢裂化，在lO.WPa以下的加氢

裂化工艺则中压加氢裂化。

2）氢油比：

单位时间里进入反应器的氢气流量与原料油量的体枳比。

3）空速：

指单位时间内，单位体积（或质量）催化剂所通过原料油的体积（或质量）数.

4）残炭：

用来衡量裂化原料的生焦倾向的一种特性指标，以质量百分数表示。残炭的多少主要决定于油

品的化学组成，残炭多还说明油品容易氧化生胶或生成积炭。

5）油品的初镭点、干点和俑程：

初饱点是表示油品在馅程实腌测定时饱出第一滴凝液时的温度：干点是最后一府液体气化瞬间

的温度；终惚点是油品在规定条件下进行饱程测定中，其最后阶段所记录的最高温度；初饱点到终

馄点（或干点）的温度范围，称为储程。

6）闪点：

在规定试验条件下，加热油品时逸出的蒸气和空气组成的混合物与火焰接触发生瞬间闪火时的

最低温度,根据测定方法和仪器的不同，分开口（杯）和闭口（杯）两种测定方法，前者用以测定

.重质油品，后者用以测定轻质油品。

7）自燃点：

油品在加热时，不需外部火源引燃，而自身能发生剧烈的氧化产生自行燃烧，能发生自燃的最

低油温称为自燃点。油品愈轻,其闪点和燃点愈低，而自燃点愈高。

8）油品的浊点,冰点和凝点：

浊点是指油品在武雅条件卜，开始出现妙类的微晶粒或水潞而［史油品呈现浑浊忖的最岛温度。

油品出现浊点后，继续冷却，直到油中呈现出肉眼能看得见的晶体，此时的温度就是油品的结晶点，

俗称冰点。凝点是指油品在规定的仪器中，按一定的试验条件测得油品失去流动性时的温度。航空

汽油和航空煤油对浊点和结晶点均有严格规定。

9）烟点：

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在特制的灯中测定燃料火焰不冒烟时的最大高度，又称无烟火焰高度，以考米表示。烟点是控

制航煤积炭性能的指标。烟点的值越大，燃料生成积炭倾向越小。

10）BMCI值，

也称芳嫌指数，表示油品芳燃含量的多少，数值高表示芳煌含量高.

11）辛烷值：评价汽油抗爆性能的指标。

12）十六烷值：评价柴油抗爆性的指标。

13）吸收：一种气体分离方法，它利用气体混合物的各组分在某一溶剂中的溶解变的不同，而使

混合气体中组分得以分离过程。

14）解吸：也称脱吸，指吸收质由溶剂中分离出来转移入气相的过程.

15）传热的三种基本方式：热传导、对流和播射。

4符号和缩略语

表4.1符号和略缩语表

序号符号名称说明

1T塔

2V容器

3F加热炉

4P机泵

5E换热器

6A空冷器

7C压缩机/风机

8SR过渡器

9SV安全阀

10FT阻火器

11Ml混合器

12

5装置的简要说明

5.1装置概况

**化工有限公司180X10'i/a加氢裂化装置，采用中国石化石油化工科学研究院开发的多产石

脑油加氢裂化技术（RCH-C）及配套的催化剂，由天津辰鑫石化工程设计有限公司进行项目总承包。

加丁原料为蜡油、葱油和洗油（混合比例6:2:2）的混合原料油。所需氢气来自120X10't/a连续重

整装置。

5.2装置规模

本装号设计处理录为50X10't/a,其中预处理反应器单程讲料90X10,t/a（商鲜讲料50X10,

t/a1■循环油40X10't/a）,加氢裂化反应器色程进料68.6X104t/a（预处理塔底油49X10,t/a+19.6

XI。i/a循环油），年开工8000小时。

在装置的设计和采购过程中，考虑到公司生产系统总流程的实际情况和改造计划，通过**化工

生产技术部和辰存石化设计公司讨论决定，本装置按预处理段进料90X10,i/a设计，并按产品质量

要求和合理保护催化剂使用性能的需要，进一步优化装置的回炼量，以在保证质量合格和节能降耗

SXHG-SC-JL第3页共160页

的基础上达到优化生产的目的。

5.3装置的组成

装置由原料加翅预处理、加气裂化反应、新双压缩机、循环的压缩机和循环为脱硫、分端以及

轻烧回收等部分组成。

加氢预处理部分：设置一台保护反应港和一台加氢处理反应器，前者装填RG系列保护剂和

RDM-35脱金属剂、后者装端RG系列保护剂泓RTC-2加氢处理催化剂，用以脱硫、脱氮、拦截杂质、

饱和烯慌以及脱除金属。

加氢裂化反应部分：设置精制和裂化反应器，分别装填RG系列/RN-32Y催化剂，和RHC-5/RN-32V

催化剂，通过加翅裂化反应和比精制，将进料转化为液态燃、轻石脑油、重石脑油、煤油和柴油等

产品的混合物。

分饰部分：将裂化反应部分来的生成油分离为气体、液化石油气、轻石脑油、重石脑油、燥油、

柴油及尾油等产品。

轻短回收部分：设置吸收塔,稳定塔和解吸塔，用预处理汽提塔顶石脑油做吸收剂将各塔顶气

实现干气、液化石油气的回收和分离.，

5.4装置的技术特点

本装置以蜡油、意油、洗油的混合油为原料，采用多产石脑油的加氮裂化生产方案及配套的催

化剂，在常规加氢裂化流程前面增设相对独立•的加氢预处理单元。加氢预处理和加氢裂化单元共用

新氢压缩机和循氢压缩机.

装置内设置自动反冲洗过滤器、布袋式过渡器，对混合原料油进行过渡净化：原料油缓冲罐采

用燃料气覆盖措施，以防止悚料油与空气接触从而减轻高温部位的结焦程度。

在热高分气空冷器入口和热低分气空冷入口分别设注水设施，避免加氢过程中生成的H：S、N1U

和见1在一定温度条件下生成NH,C1和NHMS结晶,沉积在空冷器管束中，引起系统压降增大。

采用炉前混氢流程，以提高换热效率和减缓炉管结焦。

采用热高分工艺流程，提高反应流出物热能利用率，降低能耗，节省操作费用.

反应器为热壁结构，床层间设急冷氢流程。

增设轻烽回收单元，回收和分离加氢裂化装置、连续重整装置及常减压装置部分放空气体。

5.5装置主要设备

本装置共有设备约211台（套），其中：

设备分类工位号个数设备数单位

反应器44台

加热炉44座

塔器1111台

罐容器（不含机组自带）3941台

换热2#（不含机组自带）3242台

空冷器1634片

泵组3669套

压缩机24套

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原料油过滤器22套

其它小型设备

合计146211

6装置工艺原理、工艺流程

6.1加氢反应原理

加氢裂化工艺过程的反应概括为两类：

加氢精制：•股指杂原了•泾中杂原子的脱除反应如加氢脱金属＜HDM）,加氢脱硫（HDS）、加

氢脱氮（HSN）、加氢脱氧（IID0）及不饱和炒（烯燃类、芳烧）的加氢饱和，这些反应主要发生在

加笈预处理保护反应器、加软预处理反应器和加软裂化精制反应器。

加氢裂化：烧类的加氢异构化和裂化（包括开环）反应，主要发生在加氢裂化反应器。

6.I.I加氢精制反应

在加氢精制反应过程中，除去各类不同的杂质有不同的难度，各类加氢反应由易到难的程度顺

序如下:

①c-o.C-S及C—N键的断裂远比C—C键断裂容易。

②脱硫〉脱氧〉脱氮

③环烯＞烯＞芳燃

④多环〉双环〉单环

6.1.L1加氢脱金属

加氢脱金属就是通过加氢工艺从重油中把含金属的有机杂质脱除。

本装置加工原料为蜡油、恿油和洗油等劣质原料，该混合原料中金属含量非常高，总金属含量

超过20gg/g,以Fc、Y、Ca、Na为主，这些金属•般以僦、氮、氧等杂原子以化合物或络合物状态

存在，因此，在加班脱硫、脱氮、脱到时，也要脱除了金属，相对而加狙脱金属反应进行比较

容易。

金属组分无论以任何形式在催化剂上沉枳都可能造成催化剂微孔堵塞或催化剂活性部位的破坏

而导致催化剂失活，为降低床层催化剂失活速率和保证装置长周期运行，本装置增设加氢预处理单

元。加氢预处理单元设置单独的保护反应器，装填大孔径、活性相对不高的RG系列保护剂和RDM-35

脱金属剂，用「脱除进料中的金属组分。被脱除的金屈组分在催化剂微孔、表面或间隙间沉积，所

以对保护剂床层来讲，必须具备较强的容金属性，否则将造成加氢裂化床层压降在质时间内升高，

严歪时装置必须停工进行撒头处理。另一方面，对装置长周期运行而言，要严格控制进料中重金属

含量。

6.1.1.2加氢脱磕

石油储分中的成分布规律：石油窗分中典型的含破化物主要为硫醇类RSH,二度化物RSSR、成

醛类RSR与杂环化合物（曝吩破、紫并不惭、二米并茶酚和蔡苯并装陆及其烷基衍生物等）；直馅

惚分中，硫的浓度一般随着沸点的升高而增加，但硫醇含量较高的石油，低沸点储分的含硫量更高

些：杂环硫化物在直憎懦分中占硫化物的三分之二，在裂化储分中硫化物基本上是杂环硫化物。

在加氢裂化生产中,石油搐分中的各类含散化合物的C-S键是相对比较容易断裂的,C-S健断

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裂后生成相应烽类和磴化氢：含硫化合物中，最难脱除的是4,6位烷基二苯并曝啖。

如:硫醇加氢:

R-S—H+H2——►K-H2+H2S

疏微加氢:

R-S-R+用—►R-H2+H2s

:硫化物加氯：

R-S-S-R+H2―►R-S-H+R-S-R+2H2

-----►H—R'+H—R+2H2s

唾吩加氢:

u+

H

有机化合物的加氢脱盛是放热反应，基本上是不可逆的，不存在热力学限制。地温度升高，平

衡常数越小，从热力学分析，较高的压力和较低的温度TT利于加氢脱硫反应.

在加包脱硫反应过程中，不仅有机敏化物有自阻作用，同时减性氮化物是加软脱硫反应最强的

阻滞剂之一.

6.1.1.3加氢脱颔

石油储分中的显化物随着沸点的升高而增加，在较轻的俯分中，单环、双环杂环氮化物占支配

地位，而稠环含赳化合物则浓集在较重的储分中。氮化物可分为非碱性氮化物和碱性敏化物，氮化

物是加包反应尤其是裂化、异构化和包解反应的强阻滞剂，而且研究表明，油品的使用性能尤其是

安定性与HDN深度和氮含量有关。石油储分中含氮化合物主要是嗽咯类和毗咤类含氮杂环化合物，

也有少量胺类和肪类。

加氢脱氮反应涉及三类反应：杂环加氢饱和、芳烧加氢饱和、C-N键的氢解，最终生成烧类和

然

如：胺类加氢：

R-NH2+坨一►H-R+NH3

毗蛇加氢:

H,

C?H3(CH4)2NH2—►C5H2+NH3

睢咻加氢:

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脱氮比脱疏难，是强放热反应，在含稠环杂环氮化物较多的HDN工业实践中,为了得到令人满

意住脱氮率，往往采取较高的反应温度和压力，前者是为了提高氢解反应速率，后者是为了提高杂

坏氮化物加气产物浓度。

氮化物具有其强吸附性而对其他加氢反应具有极强的阻滞作用，而其他加氢反应只能轻度阻滞

加氢脱氮反应。在某些环境中，加氢脱硫和加氢脱氧反应实际还促进了加氢脱氮反应的进行，同时,

由于挺化物的强吸附性，其自阻滞效应和彼此阻滞效应都较明显。

6.1.1.4加氢脱氧

石油储分中的氧含最远远低于疏氮化合物，TT机氧化物主要以羟酸和酚类为主.

加软脱氧的反应机理，一种先加氢后脱氧（与加氢脱氮相似）,一种直接脱氧（与加筑脱觥相

似）；酚类脱辄比羟酸困难。

如：环烷酸加氢：

酚加氢:

味喃加氢:

原料中的硫化物对加氢脱氧反应有弱阻滞效应，斌化物对加氢脱氧反应有较强的阻滞效应，但

是,氧化物的自阻滞效应较小。

6.1.1.5不饱和烽的加氢饱和反应

加氢裂化原料中的不饱和烧主要是芳炫，基本上不含烯鼓；二次加工产品作为原料时，则会有

一定的烯垃甚至有一些二烯烧，但烯燃加氢反应很快，是强放热反应。

如:烯短加氢：

R-C=C-R+H?—►R-C-AR+Q

二烯短加氢:

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R-C=C-C=C-R+H2—►R-C=C^C-C-R+H2

6.1.1.6芳烽加氢

石油馈分中的芳嫌主要是四类，单环、双环、三环和多环芳烧，多环芳煌主要存在与>350t的

高沸点储分中，中间微分主要含前三种芳烧，其类型和含最取决于原料来源.

芳烧除发生侧健断裂外，还会发生芳妙的加氢饱和反应。多环芳烬加氢反应遵循逐环加氢原则，

第一个环加氢容易，随环数增加，难度越来越大。

芳烧加氢饱和反应是从某些含杂质原子芳香化合物中脱除杂原子和把多环芳嫌传化为轻质饵分

过程中必不可少的步骤，多环芳煌在催化剂表面的吸附可能进一步转化为重质缩聚芳煌并最终转化

为隹碳导致催化剂失活。

芳煌加家反应是物脂的量减少的可逆的放热反应，作为放热反应，就意味着正反应（加氢）的

加氢活化能低于其逆反应（脱氢），提岛反应温度，脱氢反应速率的增值大于加氢反应（平衡常数

降低），故随着反应温度的提高，芳烽转化率会出现一个最高点，与此最高点对应的温度就是最优

加氢温度，低于这一温度为动力学控制，高于此点为热力学控制，从热力学角度，高温操作不利于

芳煌加氢，但作为摩尔数减少的反应，高压有利于加氢反应；双环以上的聚合芳短加氢是逐环进行

的，高压是必要的，要想在相对低的温度下进行，必须开发加氢活性更高的新催化剂。

6.1.1.7脱卤化物反应

有机囱化物如家和溟在反应器中被分解，

当反应物冷却时便形成无机卤铉盐，通过向反应产物中注水可将其溶解掉，反应过程如下：

CC-C-C-CICC-C-C

+H_______III+HCI

JC2NAc

HCI+NH3fNH4CI

6.1.2加氢裂化反应

6.1.2.1烷烧、烯烽的反应

烷始首先在分子中的住一个仲碳原子上生成正碳离子，然后在正碳离子的P位置上发生C-C

键的断裂，得到一个烯堤和一个分子较小的仲或叔碳离子。当有二个或二个以上B键位置时，都有

同等裂化的可能性，这样得到G或G以上的烯烽和相应的C,和Q以上的正碳离子。一次裂化得

到的正碳离子可以进一步裂化，得到二次裂化产品。

①裂化反应：烷燃、烯垃生成分子更小的烧烧，其通式为：

CH2n.Z+HLCMH2a.2式“。jHitr）*2

aH2n+2H：/fCJlw+C（n-»>H；：（n-»>♦J!

②异构化反应：在加氢裂化过程，烷烧均发生异构化反应，从而使产物中异构烧与正构燃的比

值较高，此类反应与催化剂上加氢活性与酸性活性有关，如催化剂酸性活性强，反应异构化程度高.

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加氢活性强，异构化则低。

③环化反应：烷短、烯燃会发生部分环化而生成环烷烧。

6.1.2.2环烷好:的反应

环烧慌在加氢裂化催化剂上的反应主要是脱烷基、六元环的异构和开环反应，环烷正碳离子比

烷烬的正碳离子裂化困难，只有在苛刻的条件下，环烷正碳离子才发生B-犍断裂。

带长侧链的单环环烷炬主要发生断链反应，不带长链的，先异构化转化为比原有碳原子少的环

烷烧后，断环成为相应碳原子的烷烽。单环环烷烽在加氢裂化条件下发生异构化、断环、脱烷基侧

链低反应，会发生不显著的脱氢反应，例如环己烷的反应：

双环环烷短在加氢裂化时，首先发生•个环的异构化生成五元环衍生物而后断环，双环是依次

开环的，首先一个环断开并进行异构化，牛.成环戊烷衍生物，当反应继续进行时，第二个环也发生

断裂。

多元环在加氢裂化反应中环数逐渐减少，即首先笫一个环加氢饱和而后开环，然后笫.•个环加

氢馆和再开环，到最后剩下的环就不在开环。至于是否保留双环则取决于裂解深度。裂化产物中不

环及双环的饱和程度，主要取决于反应压力和温度，压力越高、温度越低则双环芳尤越少，苯环也

大部分加氢饱和。

环烧检:加越裂化的两个基本特性；大量异构化先于B-键断裂，环内的C-C键断裂慢。

6.1.2.3芳嫌的反应

芳烽中的芳香核十分稳定，很难以直接断裂开环。在一般条件下，带有烷基侧进的芳煌只是在

侧钮连接处断裂，而芳香环则保持不变。大分子的稠环及多环芳炫只有在芳香环加氢饱和之后才能

开环并进•步发生随后的裂化反应。因此,在讨论芳煌加氢裂化反应时，必须同时考虑芳炫的加氢

饱利反应。由广加翅裂化的反应条件比较苛刻，芳烧除侧链断裂外，还会发生芳炫的加乳饱和反应

及开环、裂化反应。反应式如下：

CH3

Q+3H2-Q—*■(^F+H2p-CH3cH2cH2cH2cH2cH3

-CH3CH2—CH—CH2cH3

I

CH3

—*CHLCH—CHa—CH2c用

I

CH3

多环芳烂很容易被部分加氢，其被饱和的环易于开裂成为芳烂的侧链，然后侧旌再断裂，直至

成为较小分子的单环芳烧。

SXHG-SC-JL第9页共160页

以茶为例其加热裂化反应如下：

co-尸比

单环芳嫌加氢裂化成烷短的相对反应数率仅0.2,基本是加氢，开环（脱烷基），带侧链的单

环坏烧烧或单环芳炫易发生侧链断裂反应。

三环以上的调环芳烧，在开环时有三种可能：最外侧的环开裂，因而得到一个带侧链的环状烧:

中同一个环开裂，得到二个带侧链的环状慌：裂解生成•个双环和•个单环.

因此，在加氮裂化条件下，多环芳煌不会像在催化裂化那样容易缩合生焦，这是加氢裂化催化

剂活性稳定、使用寿命长的主要原因。

6.1.2.4异构化反应

异构化反应对加氢裂化最终产品的质量有着重要的影响，可明显改善汽油的辛烷值和柴油、润

滑油的低温性能。

①烷烧的加氢异构化

a.在双功能催化剂上的烷短异构化反应是通过正碳离了•反应机理进行的，异构化本身是正碳离

子铤反应的一部分，该反应包括链引发、止碳离子异构化和链传播，链传播是指烷基正碳离子与原

料正烷妙分子之间的反应，负氢离子从原料正烷烧分子中转移到异构烷基正碳离子，后者变成异构

烷殍，而原料的正构烷烧变成正构烷基正碳离子，并在酸性位上维续进行正碳离子的异构化反应，

于是导致烷嫌异构化的正碳离子链反应得以传播下去。

b.低温有利于异构化反应，压力对异构化的化学平衡膨响很小。

②环烷烂的加氢异构化

a.在双功能催化剂上主要是五、六员环烷垃之间的相互转化，烷基侧链的异构烷基在环上的迁

移和烷基数目的变化。

b.环上侧处减少及环碳原子数减少的异构化反应为吸热反应，但热效应很小，平衡常数也不大。

③烷基芳烽异构化

主要彳1烷短侧链在芳环上的迁移和侧链数目及结构的变化等，支链减少的烷基苯异构化反应是

吸热反应。

表6」烂类加气裂化反应总结如下:

反应物主要反应主要产物

烷燃异构化、裂化较低分子异构烷烧

单环环烷烬异构化、脱烷基C6-C8环戊烷及低分子异构烷嫌

双环环烧烧异构化、开环、脱烷基C6-C8环戊烷及低分子异构烷短

C7-C8烷基年

烷基米异构化、脱烷基、歧化加氢

低分子异构烷烧及环烷燃

C7-C8烷基米

双环芳煌环烷环开环、脱烷基

低分子异构烷烧及环烷烧

C7-C8烷基苯

双环及稠环芳垃逐环加氢、开环、脱烷基

低分子异构烷烧及环烧燃

烯烧异构化、裂化、加氢较低分子异构烷妙

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6.1.3加氢裂化工艺过程及影响因素

6.1.3.1原料油性质

加却裂化对原料的适应性很强，也就是说可以加工各种各样的原料。但是对设汁用于加工特定

原料的加领裂化技术，由r采用了专用的催化剂和工艺构型，因而对「•原料油的质量是有一定要求

的。例如对于以VG0为原料的燃料型加氢裂化而言，原料油的例程、化学蛆成、杂质含量对加氢裂

化装置的操作条件、产品结构、产品性质、运行周期、经济性都有很大影响。

1）氮含量

进料中的有机氮化物不仅影响催化剂的稳定性，对活性的影响也很大，特别是诚性氮化物,对

依京酸性而产生裂解活性的加匆裂化催化剂的裂解性能有抑制作用，并且氮化物本身也不稳定，易

缩合生焦造成催化剂失活，因此在各项指标中首要关注的是原料中的氮1含量。目前使用的大多数分

子靛裂化催化剂，由于其抗有机缸性能较差，一般要求控制其进料械含量小于10ug/g。为此工业上

一般在裂化反应器前设加氢处理段（精制段）。近年来,通过分子筛改性以及制备方法的改进，加

氢皴化催化剂抗氮性能有所提高，允许进料械含送达20-30ug/g或更高，如石油化工科学研究院开

发的RT7催化剂等。

研究还表明，反应体系中NH;对酸性裂化催化剂的裂解活性也有影响，NHi含量越高则达到同

样依转化深度需要的反应温度越高。此外，NHx含量对裂化催化剂的裂化选择性及产品异构化均有

影响。NHm含量高时，催化剂酸性中心受到抑制，此时原料中的大分子仍会裂化，而中等和较小分

子他裂化减弱，二次裂解反应速度降低，故中油选择性高，因此在加氢裂化工艺过程中可采用注氨

或维持一定Nlh浓度的方法来提高中油选择性。然而NHa含量对汽油选择性影响很小。NH,含量的

高低对液化气的产率基本没有影响，但其组J式却有很大差别，NHx浓度低时液化石油气产品中有更

高依异构垃含量。

2）琉含量

原料中的有机硫化物在加氢过程中会生成H：S,H：S的存在具有有利的一面也有不利的一面。

因为绝大多数加氢裂化过程使用的是井贵金属盛化型催化剂，若反应系统中H2s氢分压过低则7T可

能引起催化剂失破而导致活性降低.

反应系统中过高的H6氢分压也会带来不利影响：①不利于加氢脱破反应。②贵金属催化剂遇

硫时会由还原型变为硫化型而失活。③H2s会在反应器出口部位与产物中极少量的器烧发生反应生

成硫醇，从而使产品腐蚀性增强，例如使喷气燃料馅分腐蚀指标不合格。因此工业装置上裂化段后

部一般都装填有少量后精制催化剂，以脱除重新生成的硫醉.④当系统中H2s浓度过高时会对设备

造成腐蚀.•般要求H：S体积浓度不超过2%,否则应采取措施进行处理。工业装置上常用的处理方

法是，在高压气路系统中注入二乙醉胺或N-甲基乙醇胺溶剂脱除H6。如果循环氢中H2s浓度不过

高，也可采用增加注水量或排废乳量的方法予以控制，但排废氢将提而系统的氢分压、增加氢气耗

量，影响装置的经济性。

对于非贵金属型催化剂，在循环氢中维持一定H：S分压是必要的，但不同的催化剂所要求的H?S

分压不尽相同，同时还与反应工艺条件（如氢分压、反应温度）有关。•般地,H6分压应保持在

0.OSMPa以上，即在反应压力为10-l5MPa时，H6体积浓度应保持在0.05%-0.03%以上。对于含

硫低的原料（如大庆油），为维持系统中的H2s分压，一般需要间断地注入一定量的含硫化合物，

如CS2、RSH、DMS、DMDS等，可以加入原料油中，也可直接加入系统,或者将元素硫溶于原料

油中：此外也可以与含疏较高的油料混合加工，或者采取减少反应出口流体的注水量及减少废氢气

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的排放量等措施，以提高循环乳中的H6浓度。

3)氧含量

在加氮裂化过程中气化物对催化剂的性能没TT负面影响，因此对原料中的氧含是没7T限值要求。

天然原油中一般氧含量小于1%,氧化物主要是以环烷酸的形式存在。环烷酸可与容器、管线等作用

生成环烷酸铁，腐蚀设备，并口环烷酸铁在一定温度下与系统中的H6反应生成固态FeS而沉积在

催化剂床层上，导致床层堵塞并产生压降，影响生产装置的正常运行。

在加氢裂化反应系统中一般存在有少量的水及水蒸气，其来源可能为：①原料中含氧化物加氢

生成水：②原料油中溶解的水：③催化剂吸附的水：④氧化型催化剂硫化时，被俄取代的氧加氢生

成优水：⑤补充氢中带入的水.这些水在反应系统中绝大部分为气态，浓度较低时，对催化剂的活

性基本没有影响“但若以液态水或高浓度水蒸汽与催化剂接触时，会造成催化剂上的金屈聚结、晶

体变形及催化剂外形改变。因此开停工过程中应恰当控制反应系统中的水含量，在氧化型催化剂开

工阶段升温脱水破化时必须控制适当的升温及硫化剂注入速度。

氢气中的CO和CO2浓度过高时对加氢裂化过程产生什么膨响，目前尚存在不同的看法，但可

以肯定的是CO和CO?对加氢裂化是不利的。CO在低温时会使催化剂上的金属瘦基化而使催化剂暂

时性中毒，但这种中毒是可逆的，在高温下可消除.此外，CO和CO:与氢反应生成CH1和HiO时

放热，可增加催化剂床层温升，所产生的水还可能促使催化剂生焦率增加，同时对丁循环弱的纯度

有不利的影响。比较而言，CO及CO,对加乳催化剂脱氮活性的影响比裂化活性的影响更大一些。

通常要求CO+CCh的总量控制在30Ppm以下。

4)锦煌

烯嫌含质的高低对催化剂HDS、HDN、芳短饱和的活性影响较小。但是，烯短作为结焦前驱物，

极易引起催化剂表面的结焦，同时使反应器催化剂床层压降迅速增加，缩短装置的运转周期。烯炒

加氢是强放热反应，原料油中高的烯烧含量将导致催化剂床层温升以及氢气消耗的增加。

5)原料油惚程

原料油馀程影响可获得的原料数量，并与工艺技术水平及经济性有关。原料油干点增高时，一

方面反应物分子变大,易产生空间位阻：同时黏度增大以致原料向他化剂内部扩散的速度减慢，从

而降低反应速度。此外，干点增加使原料中非短化合物以及多环芳烧、胶质、沥青।贞、重金属等杂

质含量增加，大大增加了反应难度，同时这些杂质很不稳定，容易缩合生焦而使催化剂加速失活。

反应器流出物中过多的稠环芳煌会以固体结晶物析出，而造成系统压降增大或堵塞现象，因而必须

控制进料干点。进料干点与加氢裂化操作压力有直接关系，当干点超过某一范困后所需的操作压力

将直线上升，增值非常迅速，因此比较经济的方法是选择拐点以下的镭分作为原料，还认为，直馈

油可容许的干点高于热加工油。

为避免加软裂化过程生成的重稠坏芳炫(HPNA)在反应流出物中达到某一定浓度成为固体物折

出而影响正常操作，前联合油公司曾作了大量研究工作，认为原料干点高也是一个重要的原因。因

此对于加氢裂化进料干点应加以控制。不同类型原料所要求控制的「点亦不相同。

此外，加氢裂化装置进料干点对其运转周期有直接膨响,干点上升则操作周期用应地缩短。

6)残炭

原料油中的康氏残炭(CCR)含量增加对产品收率影响较小，尾油的残炭含量也只是少量增加。但

是废的原料油残炭含量会增加催化剂的生焦倾向，必须提高反应温度以弥补催化剂的活性下降，从

而影响催化剂的使用寿命。因此对残炭值需严格控制，其限值范围与催化剂性能以及工艺技术水平

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及生产方案有关，一般要求小于0.3%。

7）沥青质

浙青质对产品收率影响较小，但会影响尾油的颜色。沥青质作为结焦前驱物，极易引起催化剂

的迅速失活.即使是微量地增加沥青质含量，也会使催化剂失活速率大幅度增加，使得反应温度需

要快速提高，缩短运转周期。通常，提高反应压力或者大幅度增加保护催化剂量可使催化剂失活速

率达到理想的水平，但相应地投资和操作费川均有所增加。换句话说，进料中沥青质含量的高低与

其加工成本有直接关系。因此，必须严格控制原料油中的沥者质含量，一般要求小于0.02%。

8）氯含量

加氢裂化进料中通常氯化物含比均很低，较常见的是以HCI的形式由重整氨气带入反应系统。

HC1对具有酸性的裂化催化剂的裂解性能没有不良影响，但HC1与气气中的NHi反应生成NHXI,

该化合物较（NHS）2S在系统中更易析出，在低于350c的部位即会沉枳出而堵塞系统的通路，从而给

操作带来问题。此外，HQ在高温下还会与容器或管线中的Ni形成NiCb，与Fc形成FcCh而造成

设备腐蚀，NiCb遇氢气后Ni会被还原为金属Ni而沉积在加热炉管内使炉管堵塞。因此，对原料和

原料氢中的氯含量需加以控制，一般要求小于lug/g.

NH4CI在水中的溶解度较高，通过注水的方式即可将其除去。但在较高温度下水将变为水蒸气

而使溶解度减小，因此在加气裂化装置设计和操作时应注意选择适当的注水点和注水量。

通过原油电脱盐脱除进料中的氯化物，以及预先脱除原料氢中的氯化氢，都是咸少系统氯含量

的有效办法。

9）金属（银、钿和其他金属）

原料中碑、铅等元素会在催化剂表面形成强的化学吸附，使催化剂中毒。一般要控制（肿+铅）

的含量不超过500ug/g,Fe>Ca、Mg等金屈对产品收率、性质及催化剂活性影响较小。但是，Fe离

子很容易成为硫化物而沉积在催化剂颗粒表面及粒间空隙，引起床层压降的上升，迫使装置在催化

剂活性尚未丧失之前就被迫停工处理。高的Ca和Mg金属含址也有类似影响。Ni、V、Cu、As、Si

等金属极易引起催化剂中毒。此类金属的存在会导致催化剂永久失活，缩短装置的运转周期。高的

金屈含量也会导致一部分催化剂不能通过再生恢复活性。因此，加氢裂化过程中应严格控制进料的

金展含圆，,般要求不大于2ug/g。

此外，金属Na时催化剂也有较大的影响。Na会移动，臧少催化剂比表面，降低活性。因此催

化剂上的Na含量应不大于0.25%。

6.1.3.2催化剂

前已叙述，加氢裂化过程中需要发生加氢处理和加氢裂化两类反应。因此该过程所采用的主催

化剂体系应具布一加氢和裂化双重功能.该体系可以是加氢和裂化功能达到优化平衡的单个催化剂，

也可以是由加气功能占优势的精制型催化剂或裂化功能占优势的裂化催化剂组成的曳合体系,，对于

劣质及很重的原料油，可能还要采用一些既具有脱金届、脱残炭功能，又有一定脱硫、脱翅性能的

保如性催化剂。

在选用主催化剂体系时，需要综合考虑其加氢活性、裂化活性、对日的产品的选择性、运行稳

定性、可再生性，以及原料油性质等因素.

6.1.3.3操作参数

1）压力

反应压力是一个重要的操作参数。提高压力有利于加氢反应的进行，氢分压增加可提高催化剂

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的IDS、HDN、IIDA活性。对受热力学平衡限制的芳烧加氢反应，压力的影响尤为明显。降低反应压

力对加氢裂化产品分布影响不大，但中间你分产品质量有较大差距。主要原因是，在较低压力下芳

近的饱和及转化较始所致。

提高压力还有利于减少缩合和迭合反应的发生，并改善碳平衡向若有利于减少枳炭方向进行。

高的氢分压也可以使装置在末期运转时采用更高的反应温度，而气体产率并不急剧噌加，从而延长

装置的运转冏期。

一股来说，原料越重，所需反应压力也越高。直储原料油干点由538℃增加到565.5C,氢分压

约辐提高20%：干点为538c时，二次加工油所需的级分压比直馀饰分油高25%。主要原因是二次

加工油的稠环芳烧和氮化物的含送敏高所致。提高反应压力有利于延缓催化剂表面枳炭速度，延长

催化剂使用寿命：降低反应压力，装置投资少，操作费用低，适宜反应压力的选择应根据进料性质

及牛产方案综合考虑。目前，随着催化剂活性的不断提高，所需反应压力在逐步下降。如对于干点

为540'C,赳含量低于0.2%的VGO原料油，在氢分压lOMPa左右即可实施加氢裂化。

2）反应温度

•股重储分原料油的加氮裂化温度控制在370-440C。在运转初期，催化剂的活性比较高，反应

温度可以适当选择低一些。运转六期，由于松化剂的活性逐步衰减，为了保持一定的加氢裂化深度，

反应温度就要相应逐步提高。此外，原料中含氮量高则反应温度也需相应提高。

反应器各床层的温度主要是通过在各床层间注入一定量的冷氢来控制，一股控制加