加氫操作規(guī)程

1、120萬噸/年柴油加氫精制裝置操作規(guī)程第一章 裝置概況第一節(jié) 裝置簡介一、裝置概況:裝置由中國石化集團公司北京設計院設計，以重油催化裂化裝置所產(chǎn)的催化裂化柴油、頂循油，常減壓裝置生產(chǎn)的直餾柴油和焦化裝置所產(chǎn)的焦化汽油、焦化柴油為原料，經(jīng)過加氫精制反應，使產(chǎn)品滿足新的質量標準要求。新輕柴油質量標準要求柴油硫含量控制在0.2%以內，部分大城市車用柴油硫含量要求小于0.03%。這將使我廠的柴油出廠面臨嚴重困難，本裝置可對催化柴油、直餾柴油、焦化汽柴油進行加氫精制，精制后的柴油硫含量降到0.03%以下，滿足即將頒布的新輕柴油質量標準，縮小與國外柴油質量上的差距，增強市場競爭力。該項目與50萬噸/年延遲

2、焦化裝置共同占地面積為217m103m即22351m2；裝置建設在140萬噸/年重油催化裂化裝置東側，與50萬噸/年延遲焦化裝置建在同一個界區(qū)內，共用一套公用工程系統(tǒng)和一個操作室。本裝置由反應（包括新氫壓縮機、循環(huán)氫壓縮機部分）、分餾兩部分組成。裝置設計規(guī)模：120104t/a。二、設計特點:1、根據(jù)二次加工汽、柴油的烯烴含量較高，安定性差，膠質沉渣含量多的特點，本設計選用了三臺十五組自動反沖洗過濾器，除去由上游裝置帶來的懸浮在原料油中的顆粒。2、為防止原料油與空氣接觸氧化生成聚合物，減少原料油在換熱器、加熱爐爐管和反應器中結焦，原料緩沖罐采用氮氣或燃料氣保護。3、反應器為熱壁結構，內設兩個催

3、化劑床層，床層間設冷氫盤。4、采用國內成熟的爐前混氫工藝，原料油與氫氣在換熱器前混合，可提高換熱器的換熱效果，減少進料加熱爐爐管結焦，同時可避免流體分配不均，具有流速快、停留時間短的特點。5、為防止銨鹽析出堵塞管路與設備，在反應產(chǎn)物空冷器和反應產(chǎn)物/原料油換熱器的上游均設有注水點。6、分餾部分采用蒸汽直接汽提，脫除H2S、NH3，并切割出付產(chǎn)品石腦油。7、反應進料加熱爐采用雙室水平管箱式爐,爐底共設有32臺附墻式扁平焰氣體燃燒器，工藝介質經(jīng)對流室進入輻射室加熱至工藝所需溫度，并設有一套煙氣余熱回收系統(tǒng)，加熱爐總體熱效率可達90%。8、本裝置采用螺旋鎖緊環(huán)雙殼程換熱器，換熱方案安排合理，以溫位高

4、、熱容量大與溫位較低、熱容量較小的物流進行換熱，合理選擇冷端溫度，使熱源量最大限度地得以利用，使總的傳熱過程在較高的平均傳熱溫差下進行。9、催化劑采用中石化集團公司石油化工研究院開發(fā)的RN-10B加氫精制催化劑。催化劑采用干法硫化方案；催化劑的再生采用器外再生。第二節(jié) 工藝流程說明本裝置的原料油由裝置的配套罐區(qū)來，進入原料油脫水罐D301，通過自動反沖洗的原料油過濾器SR301除去原料中大于25m的顆粒后進入原料緩沖罐D302，反沖洗污油由過濾器排出后進入反沖洗污油罐D312，由反沖洗污油泵P-304/A、B外送至污油罐區(qū)。原料油緩沖罐D302出來的原料油經(jīng)加氫進料泵P302/A、B升壓后，在

5、流量控制下與混合氫混合，混合進料經(jīng)反應產(chǎn)物/混合進料換熱器E303/A、B、E301換熱，然后進入反應器進料加熱爐F301。設置的溫控閥TIC4501是通過調整進出換熱器的物料量來控制加熱爐F301入口溫度，達到控制反應溫度的目的。反應加熱爐F301加熱混合料至反應所需溫度后進入加氫精制反應器R301，R301設置兩個催化劑床層，床層間設有急冷氫。由R301出來的反應產(chǎn)物經(jīng)反應產(chǎn)物/原料混合物換熱器E301和反應產(chǎn)物/低分油換熱器E302換熱后，再與反應流出物/原料混合物換熱器E303/B、A換熱，溫度降至120左右，經(jīng)高壓空冷器A301/A-H冷卻至50，進入高壓分離器D303。為了防止反應

6、產(chǎn)物在冷卻過程中析出銨鹽堵塞管道和設備，通過注水泵P303/A、B將水洗水注入到E303/A與A301/A-H上游側的管線內。在高壓分離器D303中，反應產(chǎn)物進行油、氣、水三相分離。油相即加氫生成油，在液控LIC4511控制下進入低壓分離器D304；氣相即D303頂部出來的循環(huán)氫（高分氣）經(jīng)過循環(huán)氫壓縮機入口分液罐D305分液后進入循環(huán)氫壓縮機K302升壓，然后分成兩路：一路作為急冷氫去反應器R301控制反應器床層溫升，另一路與來自新氫壓縮機K301/A、B出口的新氫混合成為混合氫，在反應產(chǎn)物/原料混合物換熱器E303/A前與原料油混合。D-303高壓的排放氣去焦化壓縮機出口。D303底部排出

7、的含有硫化氫和氨的酸性水、低壓分離器D304底部排出的酸性水和汽提塔回流罐D310排出的酸性水一起送至D-112，由P-115送出裝置。低壓分離器D304閃蒸出的含硫氣體（低分氣）去焦化裝置脫硫部分處理后，作制氫原料。D304的油相（低分油）去分餾部分。裝置的補充氫由全廠2.0MPa氫氣管網(wǎng)提供，主要由焦化干氣制氫裝置生產(chǎn)的氫氣和重整氫氣組成，經(jīng)新氫壓縮機入口分液罐D306分液后進入新氫壓縮機K301/A、B，經(jīng)兩級升壓后與循環(huán)氫壓縮機K302出口的循環(huán)氫混合成為混合氫。低分油先后經(jīng)汽提塔底精制柴油/低分油換熱器E305/C、B、A、反應產(chǎn)物/低分油換熱器E302，換熱后進汽提塔加熱爐F-30

8、2加熱至270后進入汽提塔C301。C301設有30層浮閥塔盤，塔底用經(jīng)F301對流段加熱后的0.81.0MPa過熱蒸汽進行汽提，塔頂油氣經(jīng)汽提塔頂空冷器A302/A-H和汽提塔頂后冷器E306冷卻后，進入汽提塔頂回流罐D310。D310閃蒸出的氣體至焦化裝置富氣壓縮機入口，壓縮后去干氣脫硫；部分油由汽提塔頂回流泵P312/A、B打回C-301，作為塔頂回流；部分粗汽油經(jīng)P306/A、B升壓外送出裝。C301塔底油由精制柴油泵P305/A、B升壓后，與低分油/精制柴油換熱器E305/A-C換熱，經(jīng)精制柴油空冷A303/A-D冷卻至50后送出裝置。第三節(jié) 工藝條件一、原料及產(chǎn)品性質：1、柴油加氫

9、精制裝置原料來源于重油催化裂化裝置、常減壓裝置及焦化裝置，原料組成見表1，性質見表2、表3；所需的氫氣由20000Nm3/h焦化干氣制氫裝置或全廠氫氣管網(wǎng)提供。2、柴油加氫精制裝置主要產(chǎn)品是精制柴油和石腦油，產(chǎn)品分布見表4，性質見表5。3、補充新氫性質：組成（v%）： H2 C1 N2 溫度 壓力99.5 0.1 0.3 40 2.0MPa(g)表1 原料組成方 案方案一方案二組 分萬噸/年m/%萬噸/年m/%焦化汽油7.85.5焦化柴油2117.52117.5催化柴油4739.24739.2催化輕循環(huán)油1310.81310.8直餾柴油31.2263932.5合計120100120100備注：

10、數(shù)據(jù)由石油化工科學研究院提供。表2 原料油性質油品名稱焦化汽油焦化柴油直餾柴油催化柴油催化輕循環(huán)油密度，g/cm30.73820.85390.8340.90430.8002折光1.48121.46541.521運動粘度，mm2/s5.1375.9223.864硫含量 m%0.47450.910.2110.5430.1319氮含量 m%0.01330.280.0150.12440.021溴價gBr/100g1.1217.03餾程ASTMD86初餾點/10%47/76164/208206/234172/20497/12430%/50%-/122252/290264/291231/256144/15

11、170%/90%-/164324/356315/345302/354160/170100%185395367389189備注：數(shù)據(jù)由石油化工科學研究院提供。表3 混合原料性質項目方案一方案二餾10%14115830%19921950%25426670%307314程90%359361硫含量 m%0.460.45氮含量 m% 0.10.1密度 g/cm30.8520.86折光 nd201483414862溴價 Brg/100g17.214.4備注：數(shù)據(jù)由石油化工科學研究院提供。表4 柴油加氫產(chǎn)品分布（w%）產(chǎn)品目標硫含量S150ppm方案方案一方案二H2S0.4770.467NH30.1220.

12、122C10.0250.015C20.020.01C30.0110.008C40.0050.004C5+汽油13.2768.279柴油86.91491.903C5+液收100.19100.182化學耗氫0.850.81備注：數(shù)據(jù)由石油化工科學研究院提供。表5 柴油加氫精制產(chǎn)品主要性質柴油產(chǎn)品要求S150ppm方案一方案二主要產(chǎn)品汽油柴油汽油柴油餾分范圍C5165165C5165165密度（20） g/cm3074208470771084910%631878919330%8922311323150%11025912326470%12129812830190%126340131341折光 nd20

13、1.39601.47201.42051.4723S ppm11271121N ppm1100195十六烷值指數(shù)(ASTM D737)-51-48備注：數(shù)據(jù)由石油化工科學研究院提供。二、催化劑性質及化學品性質：1、催化劑 加氫精制催化劑組成及物化性質型 號組 成、性質RN-10BRG-1WO3265.5（MOO3）NiO2.60.1孔容ml/g0.25068比表面m2/g100205堆密度g/ml1.1-1.20.57強 度N/mm1812形 狀蝶形三葉草粒 度D1.63.4備注:加氫保護劑（RG-1）作用：(1)加氫活性逐漸增加(2)RG-1孔徑大，孔容、比表面大，能脫出重質原料中的生炭物及有

14、機金屬化合物等雜質，防止雜質進入加氫主催化劑床層。2、硫化物性質分析牌 號分析項目CS2（CH3）2S2外 觀無色透明液體黃色難聞有毒液體沸 點 45.6-46.5109.5熔 點 -98密 度 kg/m31.261.062純 度 %-99蒸發(fā)殘渣 %0.005硫 含量 m%84.268分 子量 7894.23、緩蝕劑項 目WS-1性能狀 態(tài)深褐色粘稠液體PH值89粘 度 mm2/s(20)59.7密 度 kg/m3 (20)0.8878閃 點 615凝固點 -8溶 解 性可與汽油、煤油、乙醇丙酮以任意比混溶毒 性無毒、無特殊刺激性氣味使用方法 按塔頂餾出物總量的5-8ppm注入第四節(jié) 設計指

15、標一、反應器設計指標：方案一方案二催化劑體系RN-10產(chǎn)品規(guī)格S150ppm反應入口氫分壓 MPa6.4進料量 t/h150體積空速 h-1183182催化劑裝填量 m396.79上床層32.26下床層64.53反應溫度 上床層：入口溫度307315出口溫度溫 升3534635944下床層：入口溫度343349出口溫度362365溫 升1916床層平均反應溫度 345350反應器總溫升 6560反應器入口氫油比400400床層間冷氫量 Nm3/h1700015000催化劑運轉周期2年，催化劑總壽命6年二、高壓分離器： 操作壓力 MPa(G) 7.5 溫度 50三、低壓分離器： 操作壓力 MPa

16、(G) 1.4 溫度 50四、新氫壓縮機： 入口溫度 40 入口壓力 MPa(G) 2.0 出口壓力 MPa(G) 9.5五、循環(huán)氫壓縮機： 入口溫度 50 入口壓力 MPa(G) 7.5 出口壓力 MPa(G) 9.2六、汽提塔： 塔頂壓力 MPa(G) 0.2 進料溫度 270 塔頂溫度 150七、注水罐：操作壓力 MPa(G) 0.2溫度 40八、物料平衡及能耗指標：（1） 物料平衡方案一物料平衡項 目物 料名 稱收 率Wt%數(shù) 量備 注Kg/ht/dX104t/a進料原料油1001500003600120新 氫0.85127530.61.02合 計100.851512753630.61

17、21.02出料H2S+NH30.599898.521.5640.7188氣 體0.06191.52.1960.0732粗汽油13.27619914477.93615.9312柴 油86.9141303713128.904104.297合 計100.851512753630.6121.02注：H2S和NH3分布在含硫污水和加氫尾氣中。方案二物料平衡項目物 料名 稱收 率Wt%數(shù) 量備 注Kg/ht/dX104t/a進 料原料油1001500003600120新 氫081121529.160.972合 計100.811512153629.16120.972出料H2S+NH30.589883.521

18、.2040.7068 氣 體0.0395851.4040.0468粗汽油827912418.5298.0449.9348 柴 油91903137854.53308.508110.2836合 計100.811512153629.16120.972注：H2S和NH3分布在含硫污水和加氫尾氣中。（2） 能耗指標能耗指標及計算表序號項 目年消耗量能耗指標能耗單 位數(shù) 量單 位系 數(shù)MJ/a1循環(huán)水萬噸983.2千焦/噸4186.8411646182除鹽水萬噸6.4千焦/噸96296.46162969.63電萬度2015.4千焦/度12560.42531423024燃料氣噸14640千焦/噸307170

19、004496968805氮氣萬標米3168千焦/標米3167528140006凈化風萬標米3144千焦/標米3167524120007蒸汽（1.0MPa）萬噸13.44千焦/噸3181968427656499.28凝結水萬噸-10.88千焦/噸309823-33708742.4能耗合計1149340526.4單位能耗957.78MJ/t(原料) 22.88104kcal/t第二章 柴油加氫精制的生產(chǎn)原理及影響因素第一節(jié) 柴油加氫精制的生產(chǎn)原理二次加工的柴油，比如催化裂化柴油，含有相當多的硫、氮及烯烴類物質，油品質量差，安定性不好，儲存過程容易變質，摻煉重油的催化裂化柴油尤其明顯。對直餾柴油而言

20、，由于原油中硫含量升高、環(huán)保法規(guī)日趨嚴格，已經(jīng)不能直接作為產(chǎn)品出廠，也需要經(jīng)過加氫精制處理。柴油中含有的硫化物使油品燃燒性能變壞、氣缸積碳增加、機械磨損加劇、腐蝕設備和污染大氣，在與二烯烴同時存在時，還會生成膠質。硫醇是氧化引發(fā)劑，生成磺酸與金屬作用而腐蝕儲罐，硫醇也能直接與金屬反應生成硫酸鹽，進一步促進油品氧化變質。柴油中的氮化物，如二甲基吡啶及烷基胺類等堿性氮化物，會使油品顏色和安定性變壞，當與硫醇共存時，會促進硫醇氧化和酸性過氧化物的分解，從而使油品顏色和安定性變差；硫醇的氧化物-磺酸與吡咯縮合生成沉淀。柴油加氫精制的生產(chǎn)原理就是在一定的溫度、壓力、氫油比、空速條件下，借助加氫精制催化劑

21、的作用，有效的使油品中的硫、氮、氧非烴類化合物轉化為相應的烴類和H2S、NH3和H2O。另外，少量的重金屬則截留在催化劑中；同時使烯烴和部分芳烴飽和，從而得到安定性、燃燒性、清潔性都較好的優(yōu)質柴油產(chǎn)品和重整原料。第二節(jié) 主要化學反應柴油加氫裝置發(fā)生的主要化學反應為加氫脫硫、脫氮、脫氧、烯烴、芳烴加氫飽和以及加氫脫金屬，其典型反應如下：一、加氫脫硫：在加氫過程中，二次加工柴油中含硫化合物轉化為相應的烴和硫化氫，從而脫除硫。（1） 硫醇加氫 RSH+H2RH+H2S（2） 硫醚加氫RSR+2H2 2RH +H2S（3） 二硫化物加氫 RSSR+3H2 2RH+2H2S（4） 噻吩加氫 C4H4S+

22、4H2C4H10+ H2S二、加氫脫氮：（1） 烷基胺加氫 R-CH2-NH2+H2R-CH3+NH3（2） 吲哚加氫 +6H2 -C2H5+NH3（3） 吡咯加氫 +4H2C4H10+NH3（4） 吡啶加氫 +5H2C5H12+NH3（5） 喹啉加氫 +6H2 -C3H7+NH3三、加氫脫氧：（1） 酚類加氫 +H2 +H2O（2） 環(huán)烷酸加氫 +3H2 +2H2O四、烯烴加氫飽和：烯烴加氫速度很快，幾乎在常溫下即可進行，二烯烴加氫速度比單烯烴速度更快，有代表性的反應如下：（1） 單烯烴加氫 R-CH=CH2+H2R-CH2-CH3（2） 雙烯烴加氫 R-CH=CH-CH=CH2+2H2R-

23、CH2-CH2-CH2-CH3 五、加氫脫金屬：此類反應非常復雜,已知重油的脫金屬代表反應如下：（1） 瀝青膠束的金屬橋斷裂為：R-M-RMS2+RH+ RH式中M為金屬釩，R，R為芳烴（2） 卟啉金屬鎳的氫解：六、芳烴加氫：稠環(huán)芳烴的第一個芳香環(huán)的加氫反應速度比苯快，但第二、第三環(huán)繼續(xù)加氫時的反應速度依次急劇下降，芳香烴上帶有烷基側鏈會使芳香烴的加氫更困難。（1） 萘加氫（2） 菲加氫在加氫反應過程中，除上述化學反應外，還有脫鹵素、裂解聚合等反應。聚合反應會在催化劑上形成積碳，降低催化劑活性。加氫精制反應是放熱反應，二次加工柴油加氫精制反應熱約為280-450KJ/kg(產(chǎn)物)。第三節(jié) 影響

24、加氫精制反應的主要因素柴油加氫精制的作用主要是脫硫、脫氮和烯烴飽和。在餾分油加氫精制過程中，加氫脫氮的難度遠遠超過加氫脫硫和烯烴飽和，而且餾分越重脫氮的難度越大。加氫精制反應速度的快慢一般有以下規(guī)律：脫金屬 二烯烴飽和 脫硫 脫氧 單烯烴飽和 脫氮 芳烴飽和柴油加氫精制過程中，所進行的反應與操作條件有很大關系。一、壓力：反應壓力的影響是通過氫分壓來體現(xiàn)的。系統(tǒng)的氫分壓高低決定于操作壓力、氫油比、循環(huán)氫純度及原料油的性質。P氫氣 = P系統(tǒng) 系統(tǒng)氫氣體積濃度壓力是影響柴油加氫精制的主要因素，但是壓力對柴油加氫精制深度的影響比較復雜，因為在柴油加氫精制條件下，原料可能是氣相，也可能是氣液混合相。對

25、原料是氣相的加氫精制過程，提高反應壓力，導致反應時間的延長，從而增加了加氫精制的深度。特別是氮的脫除率有較明顯的提高。壓力變化對脫硫無較大的影響。由于脫氮的反應速度較小，在加氫精制含氮原料時，常常采用提高壓力或降低空速的方法，達到較好的脫氮效果。而且系統(tǒng)總壓力增加，相應氫分壓增加，可有效地抑制催化劑表面積炭前身物的生成，有利于催化劑的使用壽命。當加氫精制壓力提高到反應系統(tǒng)出現(xiàn)液相時，操作壓力繼續(xù)升高，加氫精制效果將變壞。這是由于催化劑表面擴散速度控制了反應速度。操作壓力升高的同時也使催化劑表面的液膜加厚，使氫氣在催化劑內擴散困難而降低反應速度。采用提高氫油比的方法來提高氫分壓，加氫精制的深度會

26、出現(xiàn)一個最大值。這是由于氫分壓的提高有利于原料的汽化，降低了催化劑表面液膜的厚度，提高了反應速度。柴油加氫精制的操作壓力一般為4.0-8.0MPa，操作壓力的提高有利于加氫精制深度的提高。另外，加氫精制反應系統(tǒng)內必須保持一定范圍的硫化氫分壓，否則硫化態(tài)Ni-W（Mo）組分會因失硫而降低活性；但過高的硫化氫分壓會降低系統(tǒng)氫分壓，影響加氫精制效果，而且從加氫脫硫的反應機理角度，生成的硫化氫與作為反應物的硫化氫在催化劑的活性中心上競爭吸附，影響硫化物的加氫脫硫。一般高壓加氫應保持500ppm以上的硫化氫濃度，對硫含量較低的原料，不能保持系統(tǒng)硫化氫含量的應向系統(tǒng)補硫。硫化氫濃度大于10000PPm，應

27、置換。二、溫度：硫、氮非雜環(huán)化合物的氫解是不可逆反應，一般不受熱力學平衡限制，反應溫度提高有利于反應速度的提高。對硫、氮雜環(huán)化合物的氫解要受加氫平衡的限制，在不同壓力下存在極限反應溫度，超過這一極限溫度，脫硫、脫氮的轉化率會下降。芳烴加氫屬于可逆反應，溫度過高會發(fā)生單環(huán)或雙環(huán)環(huán)烷烴脫氫反應，從而使十六烷值降低。柴油加氫精制的操作溫度，在通常的壓力范圍內，一般控制在300-400,操作溫度的提高有利于轉化率的提高。三、空速：空速是控制加氫深度的一個重要參數(shù)，指每小時每立方米催化劑所處理的原料體積數(shù)?？账俳档?，反應物與催化劑的接觸時間延長，精制深度加深，床層溫度上升，耗氫增加；但設計空速過低，反應

28、容積利用率太低，降低了生產(chǎn)能力，增加了設備投資。在加氫精制過程中，空速增加，催化劑表面積炭加快，尤其含氮量高的油品，在高空速下，由于氮化物在催化劑表面的優(yōu)先吸附、積累、縮合成積碳前身物，加劇催化劑活性衰退。對柴油餾分空速一般控制為1.0-3.0h-1之間。四、氫油比：氫油比是通過催化劑床層氫氣與原料油的體積比（Nm3/m3原料油）。在壓力、空速一定時，氫油比影響反應物與生成物的氣化率、氫分壓以及反應物與催化劑的實際接觸時間，對轉化率有較大影響。提高氫油比可降低催化劑表面積炭速度，為此加氫過程中所用的氫油比遠遠超過化學反應所需的數(shù)值。大量的循環(huán)氫和冷氫可以提高反應系統(tǒng)的熱容量，從而減少反應溫度變

29、化的幅度，有效地將反應熱帶出反應器，緩和反應器床層的溫升。氫油比的增大雖然能提高轉化率，保護催化劑，但也增加了循環(huán)氫量，即增加了動力消耗和操作費用。柴油加氫的氫油比一般為400-600。第三章 裝置開工第一節(jié) 準備工作1、裝置安裝或檢修工作全部結束，需水試壓的工藝設備均經(jīng)試壓驗收合格。2、機泵試運結束。3、三查四定所暴露出來的問題全部處理完畢，全裝置的動火項目結束，現(xiàn)場衛(wèi)生清理干凈。4、人員崗位培訓完成，崗位操作員經(jīng)考試合格已取得上崗合格證。5、投料試車方案經(jīng)過交底、學習與討論。6、公用系統(tǒng)水、電、汽、風、瓦斯供應正常。7、安全消防器材配備齊全，安全措施已落實。8、界區(qū)外可提供合格的氫氣。9、

30、聯(lián)系調度提供合格氮氣，在系統(tǒng)催化劑干燥時能滿足供應。10、硫化劑與試車用直餾柴油準備好。11、氣密用具、標準壓力表、刷子、肥皂水、洗耳球等已準備好。12、聯(lián)系輔助車間如油品、化驗、儀表、電工、維修、配合開工。第二節(jié) 裝置低壓氣密與置換一、準備工作：1、設備、管線等進行全面檢查，發(fā)現(xiàn)問題處理完畢。2、聯(lián)系儀表、檢修等單位配合檢查處理。3、切斷與氣密無關的閥門或加盲板，改好氣密流程，要注意，不進行氣密試驗一側的放空閥要打開，防止閥門內漏串壓引起事故。二、高壓臨氫系統(tǒng)的低壓氣密：1氣密標準以肥皂水作氣密檢查不冒汽泡為準，觀察壓力降作參考。2氣密流程（K-301入口給N2）K301 E303/A(殼)

31、 E303/B(殼) E301（殼）F301R301 D303 A301E303/A(管) E303/B(管) E302（管）E301（管） D305D306K301 備注：與該系統(tǒng)相連設備、管線同時試壓3氣密與置換的主要步驟關閉所有放空閥，改好試壓流程，用N2充壓至0.5MPa后，用肥皂水檢查泄漏點并處理。0.5MPa試壓合格后，將反應系統(tǒng)抽真空到0.017MPa(A)。用氮氣破壞真空，使壓力升至0.1-0.2MPa(G)。再次將反應系統(tǒng)抽真空到0.017MPa(A)后，用氮氣破壞真空，使壓力升至0.5MPa，壓縮機單獨置換合格后并入系統(tǒng)。啟動新氫壓縮機K-301建立循環(huán)流程，采樣分析O20

32、.5%合格后，試壓至2.0 MPa，用肥皂水檢查無泄漏。 2.0MPa氣密結束后，點爐升溫進行系統(tǒng)干燥與系統(tǒng)試壓。三、低壓部分的吹掃與氣密：1系統(tǒng)先進行蒸汽吹掃、趕空氣、再試壓后，充入N2，嚴防空氣進入。2D-304用N2試壓至1.6MPa。3C-301系統(tǒng)用蒸汽試壓至0.4MPa。4、原料預處理系統(tǒng)用蒸汽試密，D301、D302試密壓力0.7MPa。5、放空系統(tǒng)用蒸汽試密，D315試密壓力0.3 MPa。6、水、蒸汽、風、氮氣管線用本介質試壓至操作壓力。第三節(jié) 催化劑的干燥與氣密一、催化劑干燥脫水的目的：催化劑在包裝、儲運和裝填中，都難免吸附一定水分，吸附水會降低催化劑的活性和強度，因此催化

33、劑需要在預硫化前進行脫水。二、準備工作：1、準備好水桶、磅稱等用具。2、與調度聯(lián)系準備好充足的氮氣、燃料氣。三、催化劑干燥步驟：1、系統(tǒng)低壓氣密與置換合格后, 加熱爐開始點火,適時啟動循環(huán)氫壓縮機建立臨氫系統(tǒng)氣體循環(huán)，按催化劑干燥程序表進行升溫干燥,升壓過程中應注意反應器器壁溫度(由表面熱電偶測出)升至93以前,系統(tǒng)壓力不得超過2.3MPa。 2、干燥溫度以反應器床層最高溫度為準，升溫速度不得大于25/h，升降壓速度不得大于0.3MPa/10min。 3、在干燥過程中高分(D-303)和循環(huán)壓縮機入口分液罐(D-305)每小時脫水一次，脫出的水要計量。干燥完成的主要標志是連續(xù)兩次高分脫水100

34、ml。 4、催化劑干燥程序表:溫度階段 升溫速度 /h恒溫時間 h12020281204120250202825082503502028350163501502028結束備注：恒溫時間從床層出口溫度達120、250、350開始計算，升溫速度以反應器入口溫度為準。系統(tǒng)升溫至250時進行熱緊。5、干燥時急冷氫調節(jié)閥關閉，視防喘振情況，K302反飛動閥盡量關小。四、催化劑干燥階段的操作條件: 高分壓力2.0MPa 干燥介質:氮氣 壓縮機循環(huán)氣劑比盡量大五、反應系統(tǒng)氣體循環(huán)路線: K302 E303/A(殼) E303/B(殼) E301（殼）F301R301 D303 A-301E303/A(管)

35、E303/B(管) E302（管）E301（管） D305K302六、催化劑干燥結束后，系統(tǒng)降溫至150恒溫，用K301進行系統(tǒng)升壓氣密，升壓速度0.3MPa/10min試壓過程按下表進行氣密壓力 MPa介質K-301K-302壓降 MPa/hF-301E-301(管) 出口溫度2.0氮氣4.0氮氣運轉0.05升溫1506.0氮氣運轉0.05升溫1508.0氮氣運轉0.05升溫150注意：開工過程要求先升溫再升壓。 開工過程中，反應器器壁最低金屬溫度（由表面熱電偶測出）在達到93以前，其操作壓力不得超過設計壓力的14，即2.375MPa，當器壁最低金屬溫度在達到93以后，其操作壓力才允許逐漸地

36、升高到正常操作壓力。七、氣密方法：低溫階段直接用肥皂水試密，溫度高時，用法蘭纏膠帶紙扎孔、肥皂水試密。高于4.0 MPa有泄漏點時，應降壓至4.0 MPa以下把緊。第四節(jié) 裝置氫氣置換與氣密1、系統(tǒng)氣密結束,反應器床層150恒溫,系統(tǒng)降壓至0.5MPa，N2從壓縮機出口或D305頂排至大氣，泄壓過程中及時調整加熱爐，泄壓速度0.3 MPa10min。注意先降壓后降溫，即溫度降至93以前，操作壓力必須降至2.375 MPa以下。2、對氫氣管線進行全面檢查后，聯(lián)系調度將氫氣引入K301/1、2進行系統(tǒng)置換，置換的方法是：關閉排大氣閥，系統(tǒng)升壓至2.0MPa后，通過高分泄壓至0.5MPa,反復置換至

37、氫純度80%。3、啟動K301，用二回一返回閥或D305串D306調節(jié)閥控制升壓速度，升壓速度為0.3MPa/10min。將反應系統(tǒng)壓力升至2.0MPa、4.0MP、6.0MPa、8.0MPa進行四個階段的全面氫氣氣密。每個階段穩(wěn)壓8小時,壓降0.05MPa/h為合格。 氣密標準表氣密壓力 MPa介質K-301K-302壓降 MPa/hF-301E-301(管) 出口溫度2.0氫氣恒溫4.0氫氣運轉0.05恒溫1506.0氫氣運轉0.05恒溫1508.0氫氣運轉0.05恒溫150氣密方法是：溫度高時用法蘭纏膠帶紙扎孔、用肥皂水試密。第五節(jié) 催化劑的預硫化一、催化劑預硫化操作目的：新鮮的催化劑是

38、以金屬氧化態(tài)存在的，為了獲得最大的加氫精制活性，進一步提高催化劑的穩(wěn)定性，須用硫化劑對催化劑進行硫化，將其轉變?yōu)榻饘倭蚧?。選用的硫化劑為二甲基二硫（DMDS）。二、硫化前具備的條件：1. 經(jīng)氣密試驗和緊急泄壓試驗，確認系統(tǒng)密封性和聯(lián)鎖性能安全可靠。2. 外界供氫系統(tǒng)穩(wěn)定，氫氣純度80%3. DMDS已裝入D-308到80%高度，注硫系統(tǒng)流量儀表檢查確認、標定泵的流量（計量泵的流量只能從小流量向大流量調。減小流量時，應旋至低于要求流量以下后，再提至要求流量）。4. 分析人員與有關各方對分析循環(huán)氫純度、H2S含量的儀器、分析方法已確認，分析工作準備就緒。5. 公用系統(tǒng)滿足條件。6. 確認急冷氫閥

39、好用，并已關閉。7. 確認反應系統(tǒng)隔離點和硫化流程。隔離點：P302出口調節(jié)閥、付線閥、D303去低分油閥、D303排水閥。硫化流程： 硫化劑D308硫化劑泵R301E301（管）E302（管）E303（管） R301 F301E301（殼）E303（殼）K302 D305 D303 A301 K301 D306 三、硫化條件：高分壓力：3.04.0MPa氣劑體積比：300：1600：1硫化劑：DMDS四、硫化步驟：1、氣密合格后，系統(tǒng)降壓至3.04.0MPa,降壓速度0.3MPa/10min，F(xiàn)301出口溫度穩(wěn)定在150。2、啟動硫化劑泵,以 kg/h向反應器引硫化劑，提高爐出口溫度到175

40、，用硫化劑潤濕催化劑兩小時。3、175恒溫結束后，以10/h的速度提爐出口至230,恒溫4h。4、230恒溫結束后，以5/h速率升溫至290，再以6/h的升溫速度升溫至360，恒溫8h。當反應器入口的溫度達到360后停止升溫。5、預硫化過程有水生成，在175恒溫結束后開始每隔4h放水一次、稱重、記錄。6、溫度達到360后，每隔2小時或1小時放水一次，若恒溫8h后連續(xù)兩次放不出水，則硫化結束。7、硫化結束后，計量匯總硫化劑用量和出水量，調整溫度和壓力準備反應進料。硫化階段升溫速度/h時間hH2S%濃度 控制范圍175恒溫20.10.51752301060.30.5230恒溫40.51.02302

41、905120.51.02903606120.51.0360恒溫81.02.0總硫化過程44五、判斷預硫化完成方法：1 360恒溫階段結束前H2S濃度10000ppm。2 高分連續(xù)兩次放不出水。3 床層最高溫度已移至反應器最底層。4 計算的注硫量已全部注入。六、注意事項：1升溫速度以反應器入口溫度變化情況計算，恒溫時以反應器出口溫度的達到時間開始計算。2觀察反應器溫升，控制溫升小于25,若溫升超過25時降低爐出口溫度及爐出口升溫速度。視實際情況可降DMDS注入量或停止硫化劑注入。3循環(huán)氫中的H2S含量未被檢出或濃度小于0.3%，反應器內的溫度不得超過230。4各溫度段對應的H2S含量，見上表。5

42、分析循環(huán)氫中氫氣純度，保證大于80%，若低于80%，加大火炬排放量。6從實際硫化過程看，溫度在200后注硫量較多，升溫速度應緩慢；在360恒溫階段，床層最高溫度不允許超過370。七、硫化過程中的事故處理預案：1床層溫升過大床層最高溫度超過入口25, 則停止升溫，若溫升超過35, 降反應器入口溫度2030，視H2S濃度必要時停注DMDS。2DMDS注入中斷（1）如短時間中斷注入DMDS ，應停止升溫，可根據(jù)循環(huán)氫中H2S濃度的變化，再決定是否降溫。（2）如在短時間內不能恢復DMDS注入，應把反應器入口溫度降至230以下。3新氫中斷（1）短時間中斷新氫，減小DMDS注入量，同時適當降爐出口溫度。（

43、2）較長時間新氫中斷，降爐出口溫度至230，停注DMDS，并注意維持循環(huán)氫中H2S濃度不小于0.05% 。（3）如供氫不足，應盡量維持系統(tǒng)壓力，減少或停止去火炬的循環(huán)氣排放，同時降低升溫速度，適當減少DMDS注入量。4K-302故障（1）K-302故障停運后，停注DMDS ，必要時適當降低爐出口溫度并盡快恢復K-302運轉。（2）K-302停運后不能啟動，還要降低爐出口溫度至230以下，防止催化劑反硫化。5注硫泵故障注硫泵故障停運后，適當降爐出口溫度，防止催化劑反硫化。第六節(jié) 反應進料一、反應系統(tǒng)進料條件： 加氫催化劑硫化結束后，初期活性很高，為了更好地保護催化劑，采用直餾柴油進行催化劑初活性

44、穩(wěn)定運轉48h。開工初期可適當降低溫度，后期適當提高溫度，以保護催化劑長周期運轉。1 反應系統(tǒng)催化劑硫化已結束，反應系統(tǒng)壓力調整到7.5MPa，溫度290 ，保持氫氣循環(huán)流程。2 新氫壓縮機K-301，循環(huán)氫壓縮機K-302正常運轉，系統(tǒng)壓力控制平穩(wěn)。3 分餾塔單塔循環(huán)操作調整正常，塔底液位50-70%。4 注水及緩蝕劑系統(tǒng)準備就緒。5罐區(qū)已準備充足直餾柴油。所有調節(jié)儀表、計量表、在線分析儀，可燃氣及H2S報警儀均已投用。6公用系統(tǒng)具備投用條件并已引至使用地點。二、進料（初活性穩(wěn)定運轉階段）：1、按氫油比的要求調整好循環(huán)氫量。 2、聯(lián)系油品車間,送直餾柴油進裝置，進料后系統(tǒng)壓力會迅速降低，為克

45、服之，進料前通過新氫機向系統(tǒng)進H2，高分泄壓。進料后通過關小高分壓控閥保證系統(tǒng)壓力穩(wěn)定。密切注意D-301液位，液位50%后，啟泵P-301?？刂坪肈-302液位，D-302液面為50%后，啟泵P-302以90t/h向反應系統(tǒng)進料，嚴防P-301和P-302抽空,并加強D-301切水。3、調節(jié)好各容器的壓力和液位，適當調整反應器R301溫度，穩(wěn)定系統(tǒng)循環(huán)氣量和新氫量。4、當D-303建立正常操作液位后,投用液控閥LIC4511，由液控閥LIC4511控制液位，將油引進D-304油，D-304液位正常后，將油改進分餾塔C-301。同時停止分餾塔單塔循環(huán)。5、視C301底液面情況，聯(lián)系油品車間，將

46、精制柴油外送。調整汽提塔操作，當質量指標合格送合格油罐。6、將水洗水引入D-307,啟泵P-303向系統(tǒng)注水,控制好D-303、 D-304界位，污水外送出裝置。7、各部操作正常平穩(wěn)后,D-311配好緩蝕劑溶液,以塔頂流出物油氣量的5-8ppm注入塔頂。三、切換原料： 反應系統(tǒng)進料48h后，可聯(lián)系調度切換加氫精制原料。1、根據(jù)生產(chǎn)調度的安排，在總量保持不變的情況下逐步將催化柴油引進裝置。改催化柴油前，可保持較大的高分壓控閥開度。2根據(jù)外供氫量和高分壓控閥開度適當降低加氫反應器R301入口的溫度，防止因催化劑初活性較好，造成催化劑床層超溫及氫耗迅速增加系統(tǒng)壓力下降過快，切換時控制床層溫升不大于5

47、0。如有超溫現(xiàn)象，可繼續(xù)降低反應器入口溫度，視加熱爐燃燒情況，必要時可開大TV4501；適當注入級間冷氫量，以冷氫壓低二段床層反應入口溫度。3、分餾塔的操作按指標進行調整。4、穩(wěn)定各罐的液位、壓力，控制好氫氣補充和消耗的平衡，防止反應壓力波動。5、操作平穩(wěn)以后，及時聯(lián)系化驗采樣分析精制柴油質量，根據(jù)分析指標調整操作參數(shù)，爭取早出合格產(chǎn)品。第四章 裝置的運行及維護第一節(jié) 反應系統(tǒng)操作法加氫精制反應對產(chǎn)品質量的調節(jié)、以反應溫度為主要手段?？账佟毫?、氫純度、氫油比等指標一般調節(jié)幅度不大，反應系統(tǒng)的操作要掌握好原料性質，控制好加熱爐的平衡操作，降低裝置能耗，控制好反應溫度與反應壓力，使裝置平穩(wěn)、安全

48、長周期運行。一、新鮮原料進料系統(tǒng)調節(jié)：1進料緩沖罐的LIC4501與FIC4501、FIC4502組成串級控制，達到控制裝置總進料量的目的；FIC4501與FIC4502間組成比例調節(jié)，以FIC4501即直餾柴油進料量為主，對催化柴油進裝流量調節(jié)器設定。2D302設有氮氣氣封，通過連通線，同時達到對D301進行氮封的目的，氮封壓力0.4MPa，通過設在其頂部PIC-4501分程調節(jié)氮氣氣封壓力。一般情況下，可以用燃料氣替代氮氣作氣封，節(jié)約氮氣。3、SR301A、B、C進料過濾器過濾精度為25m，最大壓降為0.15MPa，當壓降升至此值將自動反沖洗。4、影響D-301、D-302液位的因素：（1）原料進裝流量發(fā)生變化。（2）進料閥故障。（3）泵P-301或P-302故障。（4）儀表失靈。（5）反沖洗油量變化。（6）P302出口返入口量。5、操作要點：（1）加強原料罐的脫水，控制好界位，嚴禁將水帶入反應器?，F(xiàn)場脫水時操作人員不得離開現(xiàn)場，嚴防跑油。（2）保證原料油流量穩(wěn)定，裝置提量、降量時，緩慢進行，防止對反應溫度和高分液位造成較大波動。（3）控制好D-301的壓力，防止壓力波動過大，引起加氫進料泵流量不穩(wěn)，影響反應系統(tǒng)平穩(wěn)運行。（4）密切注意自動反沖洗過濾器SR301的運行情況，發(fā)現(xiàn)問題及時與備用一組切換，必要時將原料切換到旁路處理。（5）密切注意加氫進料泵的