加氢改质装置操作规程

1、i 锦州石化公司企业标准 qj/jsh l2 07.01-2003 加氢改质装置操作规程 第一章第一章 装置概况装置概况.1 1 装置简介.2 2 工艺流程简述.3 3 主要反应机理.5 第二章第二章 装置实际情况装置实际情况.10 ii 1 装置原则流程图.11 2 主要设备规格.12 3 物料平衡表.17 4 主要工艺控制指标.18 第三第三章章 装置设计数据装置设计数据.21 1 装置设计采用的主要数据.21 2 原料、产品及辅助物料性质.21 3 装置能耗.27 4 装置消耗指标（设计值）.28 第四第四章章 装置原则开、停工方案装置原则开、停工方案.35 1 装置开工.35 2 装置

2、停工.47 3 催化剂再生.59 第五第五章章 岗位操作法岗位操作法.71 1 反应系统操作法.71 2 分馏系统操作法.89 3 炉系统操作法.97 第六第六章章 紧急事故处理紧急事故处理.112 1 进装置原料中断.112 2 反应器进料中断.113 iii 3 循环氢中断.113 4 新氢中断.114 5 高分（d1）液控失灵.115 6 高分串压至低分.115 7 高分排气带油（高分串油）.115 8 原料油带水.116 9 临氢系统管线、设备破裂着火.116 10 进料量增多.117 11 新氢量突然减少.117 12 循环氢量波动较大.117 13 系统压力超高.118 14 系统

3、差压超高.118 15 新氢中 co、co2含量超高 .118 16 新氢中氧含量超高.119 17 反应器床层超温.119 18 高压管线破裂.120 19 回流带水.120 20 分馏塔冲塔.120 21 换热器内漏.121 22 空冷器内漏.121 23 燃料气带油.121 24 燃料气压力超高.122 25 燃料气中断.122 iv 26 炉管结焦.122 27 炉管烧穿.123 28 回转弯头漏油着火.123 29 炉管破裂.124 30 装置紧急停工处理.124 31 全装置瞬时停电.125 32 全装置长时间停电.125 33 仪表盘长时间停电.126 34 停循环水或机泵冷却水

4、.126 35 停仪表风.127 第七第七章章 装置安全生产要点装置安全生产要点.128 1 安全知识.128 2 工艺中危险物质及特性.128 3 监控网络、责任和防范措施：.135 4 安全技术规程.137 5 附表.154 第八第八章章 专业设备操作法专业设备操作法.160 1 离心泵的操作方法（p1、p5 除外） .160 2 往复计量泵操作法（p6，p8，p9，p12）.170 3 高压进料泵（p1/1.2）操作法.173 4 脱氧水泵（p5/1.2）操作法.183 5 空冷风机操作程序.185 v 6 加热炉（f1、f2）操作程序.185 7 冷换设备操作法.187 8 新氢压缩机

5、操作法.188 9 励磁机操作法.202 10 循环氢压缩机（k2）操作法.203 第九第九章章 罐区操作法罐区操作法.256 1 罐区简介 256 2 罐区原则流程图 256 3 设备汇总表 256 4 罐区原则开停工方案 v 5 岗位操作法 265 第一章 装置概况 0 1 装置简介 30 万吨/年加氢改质装置（），是恒源石化 2013 年 7 月改建，10 月投产。该装置使用法国催化剂 10 月 10 日，该装置一次试车成功。 装置是以催化柴油和直馏柴油 1:1 混合为原 料，生产优质柴油及高芳潜的石脑油产品的一段串联中压 加氢改质新工艺。其柴油十六烷值可提高十个单位，色度 小于 0.5

6、，可彻底解决催化柴油因十六烷值及密度原因而 无法作为合格轻柴油出厂的问题，。 装置于 2013 年大修期间，对装置进行扩能改造，将 装置处理能力 30 万吨/年。表” 2 主要反应机理 本装置的柴油加氢改质是分两个阶段完成的，一个阶 段是加氢精制，另一个阶段是加氢裂化。 2.1 柴油加氢精制反应机理 2.1.1工艺原理 柴油加氢精制反应是指柴油在催化剂和氢气的氛围下， 在一定的温度和压力下进行的一系列化学反应。这些反应 过程主要包括： a 含氮、含硫、含氧与非烃类化合物的分解。 b 烯烃和芳烃的加氢饱和反应。 c 开环、断链、缩合、聚合等副反应。 以上这些反应组成了加氢精制过程的复杂反应网络，

7、 而反应的深度和速度主要取决于反应过程中所使用的催化 剂、原料油的性质等工艺条件。 2.1.2加氢精制的主要反应 2.1.2.1非烃类的加氢反应 1 2.1.2.1.1 加氢脱硫反应 加氢原料油中的硫化物主要有硫醇、硫醚、二硫化物、 噻吩、苯并噻吩等，在加氢精制条件下，这些硫化物分别 转化为 h2s 和相应的烃类，从而被脱除掉。 硫醇：rshh2rhh2s 硫醚：rsrh2rshrh 二硫化物：rssrh2rshrshrhrhh2s 噻吩： 3h2 c4h4sh c4h8h2s 2.1.2.1.2 加氢脱氮反应 柴油的氮化物是造成柴油安全性差和变色的主要原因， 石油馏分中的氮化物可分为三类：

8、a脂肪胺及芳香胺类。 b吡啶、喹啉类型的碱性杂环化合物。 c吡咯、茚及咔唑的非碱性氮化物。 各加氢脱氮反应如下： a胺类： rnh2h2 rhnh3 b吡啶： 吡啶h2 c5h12nh3 c吡咯： s s h2h2 c4h10 00 h2 rhh2s h2 2 吡咯h2 c4h10nh3 从热力学观点看，吡啶的加氢脱氮比其它氮化物更加 困难，为了脱氮完全，一般需要比脱硫通常采用的压力范 围更高的压力。 2.1.2.1.3 含氧化合物的加氢脱氧反应 石油和石油产品中含氧化合物的含量很少，在石油馏 分中经常遇到的含氧化合物是环烷酸。 各种含氧化合物的加氢反应： roh2 rhh2o 2.1.2.2

9、烃类的加氢反应 在加氢精制条件下，烃类的加氢反应主要是不饱和烃 和芳烃的加氢饱和。这些反应对改善油品的质量和性能具 有重要意义。例如烯烃，特别是二烯烃的加氢可以提高油 品的安定性，芳烃的加氢可以提高柴油的十六烷值。 2.1.2.2.1 不饱和烃的加氢反应 直馏馏分中一般不含有不饱和烃，但二次加工产品催 化柴油、焦化柴油中则含有大量的不饱和烃。这些不饱和 烃在加氢精制条件下很容易饱和。代表性反应如下： a rchch2h2rch2ch3 b h2 c h2 2.1.2.2.2 芳烃的加氢饱和反应 加氢原料油中的芳烃加氢，主要是指稠环芳烃（菲 系、萘系）的加氢。 r r ch=ch2ch2ch3

10、3 加氢活性：环烯烃烯烃芳烃 多环双环单环 提高反应温度，芳烃加氢转化率下降，提高反应压力， 芳烃加氢转化率增大。芳烃加氢是逐环进行的，芳 烃第一环的加氢饱和较容易，随着加氢深度的增加， 加氢难度逐环增大。 2.2 柴油加氢裂化反应机理 2.2.1工艺原理 烃类在加氢条件下的反应方向和深度取决于烃的组成、 催化剂的性能以及操作条件为因素。在工业加氢过程中所 采用的条件下，烃的反应遵循以下规律:提高反应温度会加 剧 cc 键的断裂，即烷烃的加氢裂化、环烷烃断环和烷 基芳烃断链。如果反应温度较高而氢分压不高，也会促进 ch 键断裂，生成烯烃、氢和芳烃。 提高反应压力，有利于 cc 键的饱和，降低压

11、力有 利于烷烃进行脱氢反应生成烯烃以及烯烃环化生成芳烃。 在压力较低而温度又较高时，还会发生缩合反应直至生成 焦炭。在加氢裂化过程中采用双功能催化剂，所以烃类加 氢裂化的结果在很大程度上决定于催化剂的加氢活性和酸 性活性及它们之间的比例关系。 2.2.2烷烃的加氢裂化反应 例： c16h34h2 c8h18c8h16 c8h18 反应中生成的烯烃先进行异构化随即被加氢成异构 烷烃。烷烃加氢裂化反应的通式为： cnh2n+2h2cmh2m+2cn-mh2(n-m)+2 h2 4 烷烃加氢裂化的反应速度随着烷烃分子量增大而加 快。分子中间的 cc 键的分解速度要高于分子链两端 cc 键的分解速度，

12、所以烷烃加氢裂化反应主要发生在烷 烃链中心部的 cc 键上。在加氢裂化条件下烷烃的异构 化速度也随分子量的增大而加快。 2.2.3环烷烃的加氢裂化反应 单环烷烃在加氢裂化过程中发生异构化、断环、脱烷 基链反应，以及不明显的脱氢反应。 环烷烃加氢裂化时反应方向因催化剂的加氢和酸性活 性的强弱不同而有区别。长侧链单环环烷烃在高酸性催化 剂上进行加氢裂化时，主要发生断链反应，六员环比较稳 定，很少发生断环。短侧链单环六员环烷烃在高酸性催化 剂上加氢裂化时，直接断环和断链的分解产物很少，主要 产物是环戊烷衍生物的分解产物，而这些环戊烷是由环己 烷经异构生成的。 双环环烷烃在加氢裂化时，首先发生一个环的

13、异构 化生成五员环衍生物而后断环。双环环烷烃是依次开环的， 首先是一个环断开并进行异构化，生成环戊烷衍生物，当 反应继续进行时，第二个环也发生断裂。 2.2.4芳香烃的加氢裂化反应 苯在加氢条件下的反应包括以下过程：苯加氢生成 的六员环发生异构化，五员环开环和侧链断开。 稠环芳烃加氢裂化也包括以上过程，只是它的加氢 和断环是逐次进行的。从热力学角度看，稠环芳烃第一个 环加氢较易，全部芳环加氢很困难。 3 工艺流程简述 3.1 反应部分 原料油自装置外的原料油罐区按两种柴油约（直馏柴 5 油、催化柴油）1：1 的比例用泵送入装置，经原料油过滤 器，至原料油缓冲罐（）。原料油自经高压原料油泵 （p

14、5101/1、2）升压，经“原料油柴油产品换热器” （e5103/12）换热，然后与混合氢混合后，经原料油、 混合氢反应产物换热器（e1/13）换热，再分两路 至反应进料加热炉（f1）。经 f1 将原料油、混合氢 加热至反应所需温度后进入加氢精制反应器（r1），在 加氢精制催化剂作用下油品进行脱硫、脱氮、脱胶质及芳 烃饱和等加氢精制反应。加氢精制反应器设置三个催化剂 床层，床层间设置冷氢盘，以注入冷氢，控制反应温度。 自 r1 底部出来的精制油进入加氢裂化反应器（r2）， 在加氢裂化催化剂的作用下油品进行加氢裂化反应。加氢 裂化反应器设置三个催化剂床层，床层间设置冷氢盘，以 注入冷氢，控制反应

15、温度。自 r2 底部出来的反应产物 先经 e1/13 与原料油、混合氢换热，再经生成油反 应产物换热器（e2/14）与生成油换热，降低温度， 然后依次经反应产物空冷器（ec1/18）、反应产物冷 凝器（e3/1、2）冷却后进入高压分离罐（d1）。为 了防止反应产物在换热过程中析出铵盐而堵塞管道和设备， 将脱氧水自脱氧水罐（d8）用脱氧水泵（p5/1、2） 抽出后注在 e2/4 和 ec1/18 上游管线中。 在高压分离罐（d1）中，反应产物进行气、油、水 三项分离。自 d1 顶部出来的高分气，除了少部分作为 含氢气体排出装置外（视反应部分的生产操作情况而定， 也可以不排放含氢气体），大部分进入

16、循环氢压缩机入口 的循环氢分液罐（d3）进行循环。水相为含硫含氨污水， 送至装置外污水汽提装置处理。油相为加氢精制后的生成 油，经调节阀降压后至低压分离罐（d2）。在 d2 中， 6 生成油在低压下再进行油气分离，分离出的低分气体送至 制氢装置，分出的生成油至分馏部分。 3.2 分馏部分 自 d2 来的生成油经生成油反应产物换热器 （e2/14）换热后，进入分馏塔（c1）第十八层塔 盘上。塔顶油气经分馏塔顶空冷器（ec2/14）、分馏 塔顶冷凝器（e5）冷凝冷却，进入分馏塔顶回流罐 （d4）进行油、气两相分离。气相即富气至装置外焦化 富气制氢装置。油相既粗汽油用分馏塔顶回流泵 （p2/1、2）

17、将其一部分打到 c1 顶部第三十层塔盘上 作为回流，一部分粗汽油送至装置外。c1 底出来的柴油 产品经柴油产品泵（p3/1、2）送至“原料油柴油产 品换热器”（e6/14）换热，经柴油产品空冷器 （ec3/18）冷却，再经柴油产品冷却器（e10）后 出装置。分馏部分设置分馏塔底重沸炉（f2）供给热量， 满足全塔热平衡要求。 3.3 压缩机部分 装置外来的制氢氢气作为本装置的新氢。新氢进装置 直接送入新氢分液罐（d5）。分液后的新氢自 d5 顶 出来至新氢压缩机（k1/1、2）升压。 自循环氢分液罐（d3）顶出来的循环氢经循环氢压 缩机（k2）升压后，一部分与升压后的新氢混合即混合 氢，混合氢和

18、原料油混合经 e1/13 与反应产物换热； 一部分循环氢是作为冷氢至 r1、r2 各催化剂床层； 另一部分是经反飞动线循环，防止 k2（离心式压缩机） 喘振。 7 第二章 工艺指标 8 1 原材料指标 1.1 原料油 原料名称项目单位指标备注 含水 0.1 04 或公司指标 -104 或公司指标 原料油 凝点 -204 或公司指标 1.2 氢气 组成 h2ch4c2c3c4n2 （v） 92.02.81.30.70.13.1100.0 压力， mpa(a) 1.274 温度， 40.0 注：新氢由制氢、重整装置提供。 2 半成品、成品及公用工程（水、电、汽、风等）指标 2.1 成品质量指标 产

19、品名称项目单位指标备注 闪点 55 柴油 铜片腐蚀合格 干点 165 石脑油 碱氮 ppm7 2.2 公用工程指标 项目单位指标备注 循环水压力 mpa0.40 3.5mpa 蒸汽压力 mpa3.00 9 3.5mpa 蒸汽温度 400 净化风压力 mpa0.40 燃料气压力 mpa0.35 软化水压力 mpa0.60 非净化风压力 mpa0.45 新鲜水压力 mpa0.40 3 主要操作条件 3.1 反应部分 项目单位指标备注 r1 入口温度 320380 r1 最高温度 420 r2 最高温度 420 d1 操作压力 mpa 6.8 d2 操作压力 mpa1.100.10 d1 液位 55

20、20 d2 液位 5520 软化水注入量 t/h 6.008.00 氢油比350750:1 3.2 塔部分 项目单位指标备注 c1 操作压力 mpa 0.150.20 c1 顶温度 160 c1 底温度 280320 c1 液位 5520 3.3 设备部分 工序项目单位指标 10 润滑油供油压力 mpa 0.100.12 主透平背压 mpa1.27 主透平转速 rpm 11550 循环氢压 缩机 轴承温度 65 入口压力 mpa1.000.10 出口压力 mpa8.82 各段吸气温度 40 各段排气温度 130 润滑油供油压力 mpa 0.300.50 新氢压缩 机 电机轴承温度 80 径向轴

21、承温度 70高压原料 油泵推力轴承温度 80 润滑油压力 mpa0.25 注水泵 润滑油温度 80 f1 出口温度 400加热炉 f2 出口温度 400 4 物料平衡 装置物料平衡表 装置物料名称（重） 公斤时吨日 吨年 原料油 1001375003300.0 1100000 新氢 3.7465151123.641208 入 方 合计 103.746 1426523423.6 1141208 柴油产品91.651 1260203024.5 1008160 粗汽油 8.58211800283.294400 出 高分气体1.711 235356.518816 11 底分气体0.352 48411.

22、63872 富气 1.112152936.712232 方 损失 0.33846611.13728 注：原料油包括：直馏柴油 275000 吨年 催化柴油 825000 吨年 合计 1100000 吨年 5 原材料消耗、公用工程消耗及能耗指标 5.1 催化剂、化学品等用量 序 号 名称型号或 规格 一次使 用量 备注 1 加氢精制催化 剂 rn10 78.5m3 2 加氢裂化催化 剂 rt5 60.6m3 3 催化剂保护剂rg1 8.3m3 4 二硫化碳39.6 吨催化剂予硫 化时使用 5 无水液氨3.00 吨催化剂再生 时使用 6 40（w）naoh 288.0 吨 催化剂再生 时使用 7

23、惰性瓷球 55.2m3 5.2 水用量 5.2.1循环水用量 12 序 号 使用地点给水 吨/时 排水 吨/时 含油污 水 吨/时 1 e3 255255 2 e4 95.995.9 3 e5 5555 4 k1 级间中间冷却器 185.0185.0 5 k1 一级气缸等冷却 14.714.7 6 k1 二级气缸等冷却 9.69.6 7 k1 三级气缸等冷却 10.510.5 8 k1 润滑油冷却器 6.06.0 9 k1 电机冷却器 40.040.0 10 k2 润滑油冷却器 50.050.0 11 k2 抽气冷凝器 20.020.0 12 p1 冷却 7.87.30.5 13 p1 润滑油

24、冷却器 33 14 p2 冷却 0.60.40.2 15 p3 冷却 1.61.20.4 16 p4 冷却 1.61.20.4 756.3754.81.5 13 5.2.2新鲜水及污水 序 号 使用地点新鲜水 吨/时 脱氧水 吨/时 含硫 含氨 污水 吨/时 含油 污水 吨/时 生活 污水 吨/时 1 d1 排放 8.0 2 d-2 排放 0.8 3 ec-1 注水 8.0 4 生活水 1.51.5 5 冲洗水 1.51.5 388.81.51.5 14 5.3 主要电器电用量 序 号 使用地点电压 (伏) 设备容 量(kw) 轴功率 (kw) 年工作 时数 年用电量 (万度) 备注 1p16

25、000800696.38000557.04 2p23803726.91800021.53 3p36000185126.38000101.4 4p46000335282.48000225.92 5p53807567.3800053.84 6p6380116.41080.07 间断 7p73803728.71080.31 间断 8p8380100.441080.01 间断 9p93800.750.63650.02 间断 10p10380116.651000.07 间断 11p113805.52.261000.02 间断 12p123805.52.91720.02 间断 15 序 号 使用地点电压

26、(伏) 设备容 量(kw) 轴功率 (kw) 年工作 时数 年用电量 (万度) 备注 13 k1 600032002391.180001912.88 14 k1 润滑油泵 3807.56.080004.8 15 k1 盘车电机 3807.56 16 k1 注油器电机 3800.60.4880000.384 17 k1 主电机油泵 3802.21.7680001.408 18 k2 润滑油泵 380118.880007.04 19 k2 封油泵 3805544800035.2 20 ec1 空冷电机 380158138800083.2 21 ec2 空冷电机 380154134800041.6

27、22 ec3 空冷电机 380158138800083.2 23 p1 润滑油泵 38032.480001.92 16 5.4 主要蒸汽用量 蒸汽用量，吨/时序 号使用地点 3.332mpa(g) 400.0 1.76mpa(g) 200.0 1 k2 抽空冷凝器 0.11 2 k2 主透平进气 36.2 3 k2 主透平排气 -36.2 5.5 压缩空气用量 用量，标米 3/分 非净化风 (0.4mpa(g) 净化风 (0.4mpa(g) ) 序 号 使用地点 正常最大正常最大 1 仪表用 10.013.0 2 催化剂再生 35.0 3 服务点 3.0 17 5.6 氮气用量 序 号 使用地

28、点及用途用量，标米 3/分 压力 pma(g) 1 k2 润滑油箱密封 3.00.8 2 k2 封油箱密封 3.00.8 3 d6 氮封 1.00.8 4 d8 氮封 1.00.8 5 服务点3.0(间断使用) 0.8 6 催化剂再生一次用 10000 标米 3 0.8 7 开工气密一次用 6000 标米 3 14.0 8 新氢压缩机机身密封 0.460.8 5.7 氢气用量 序 号 使用地点 及用途 用量 m3n/min 压力 kgf/cm3 备注 1 反应用氢 489.11.176 来自制氢、重整装置 2 k2 轴封 6.677.84 来自 k1 出口 18 5.8 燃料气用量 低热值 3

29、4061.8kj/m3n序 号 使用 地点 m3n/n104m3n/a 1 f1 641.6513.28 2 f2 651.5521.2 19 5.9 能耗指标能耗指标 能耗设计值及 2002 年实际值 设计能耗指标2002 年 1 月12 月 子项母项子项母项 (万大卡)（吨） 万大卡 吨(万大卡)（吨） 万大卡 吨 燃料气 11483000110000010.43912444000109386311.376 3.5mpa 蒸汽 25526244110000023.20621872224109386319.995 1.0mpa 蒸汽 -185290191100000-16.845-18869

30、2041093863-17.25 电 954607611000008.6781066694410938639.752 新鲜水 324611000000.003522710938630.005 循环水 60803811000000.55371603810938630.655 脱氧水 58975811000000.53624585410938630.225 污水 2884711000000.026 净化风 10000211000000.091 合计 26.64 24.757 20 第三章装置原则开、停工方案 1 装置开工 1.1 开工前检查工作 1.1.1设备管线清理检查: 1.1.1.1所有开孔

31、检查后的容器、设备必须清理干净， 排净积液并经车间技术人员或领导检查符合要求后，方能 办封孔票封孔。 1.1.1.2所有停工后断开的工艺管线必须干净无杂物， 并检查确认后，方能连接上。 1.1.2设备检查： 1.1.2.1机泵设备检修安装完毕，部件完整，所用附件 （压力表、温度计、油位、油标等）完好无缺，所有紧固 螺栓连接牢靠，盘车灵活。 1.1.2.2按规定加好润滑油，所有冷却水投运畅通，无 泄漏。 1.1.2.3试验联锁及报警系统准确，灵活。 1.1.2.4所有放空、排凝及连接线畅通。 1.1.2.5循氢机的滑油、封油系统、新氢机、p1 稀 油站投入试运 4 小时以上无问题。 1.1.2.

32、6新更换的电机及设备，按规定经过空试合格。 1.1.2.7所有孔盖封闭完毕，垫片螺栓等符合要求。 1.1.2.8安全阀、压力表、液面计、仪表引压、热偶等 附件齐全，安装符合要求，并处于正确投用状态。 1.1.3工艺流程检查： 1.1.3.1道道法兰及丝扣接头是否接好，垫片螺栓齐全， 21 符合要求。 1.1.3.2所有阀门齐全，安装方向正确。 1.1.3.3盲板“通”、“盲”位置符合开工要求。 1.1.3.4工艺管线上的排凝阀、压力表、流量孔板、液 面计、热偶开口引线及采样口等部件齐全，连接密封良好。 1.2 气密试验 1.2.1气密试验注意事项: 1.2.1.1气密过程中重点检查阀门、法兰、

33、丝堵及测量 引压点等部位。 1.2.1.2与高压系统相连的部位，必须打开放空阀，以 防超压。 1.2.1.3气密前各容器及设备的安全附件必须投用，如 安全阀等。 1.2.1.4投用装置内所有冷却器、玻璃板液面计、界面 计，稍开各压力表阀门。 1.2.1.5装置放空系统正常投用。 1.2.2原料油系统气密: 1.2.2.1试压值:0.6mpa，介质:蒸汽 1.2.2.2隔离原料油系统 1.2.2.2.1 关闭原料油入装置、原料油返罐区线界区阀， 关闭航煤入装置线界区阀，关闭 c1 装航煤线阀门 （c1 底）。 1.2.2.2.2关闭 p1 入口阀，p1 试泵线双阀。 1.2.2.2.3关闭 d6

34、、d19 退油线阀。 1.2.2.2.4关闭长循环线与柴油产品出装置线相连处截 至阀，硫化循环线阀（d2 底）。 1.2.2.2.5关闭 d6、d19、sr1 及工艺管线上所 22 有排凝、放空、吹扫蒸汽阀门。 1.2.2.3气密流程: 长循环线硫化循环线 蒸汽sr1d19d6p1 入口 c1 装航煤线 航煤入装置线界区 原料油入装置界区 原料油返罐区线 1.2.3d2 系统气密: 1.2.3.1试压值:1.17mpa，介质:氮气 1.2.3.2隔离 d2 系统 1.2.3.2.1关闭 d1 液控前手阀及付线阀。 1.2.3.2.2关闭 d2 压控前手阀及付线阀。 1.2.3.2.3关闭 d2

35、 顶充氮气阀。 1.2.3.2.4关闭 d2 液控前手阀及付线阀。 1.2.3.2.5关闭 d2 界控前手阀及付线阀。 1.2.3.2.6关闭 d2 底、d2 玻璃板等排凝阀。 1.2.3.3气密方法: 当反应系统气密结束后，压力降至 3.0mpa 时，稍开 d1 液控付线阀，将 d1 中氮气串入 d2，当压力达 1.17mpa，关闭付线阀，进行气密检查。 1.2.4分馏塔系统气密 1.2.4.1试压值:0.3mpa，介质:蒸汽 1.2.4.2隔离分馏塔系统: 1.2.4.2.1 关闭短循环线阀门（d2 底），硫化循环线 阀（d2 底）。 23 1.2.4.2.2关闭 c1 底柴油产品线阀门。

36、 1.2.4.2.3关闭 p4、p2 出入口阀，打开跨线阀。 1.2.4.2.4关闭富气出装置界区阀。 1.2.4.2.5关闭汽油产品出装置、不合格汽油产品出装 置线界区阀。 1.2.4.2.6关闭气密流程上所有排凝、放空、吹扫蒸汽 阀门。 1.2.4.3气密流程: ec2e5d4p2汽油产品出 装置线界区 不合格汽油 产品出装 置线界区 富气出装置界区阀 蒸汽c1e2d2 液控 p4f2c1 1.2.5柴油系统气密 1.2.5.1试压值:0.6mpa，介质:蒸汽 1.2.5.2隔离系统: 1.2.5.2.1 关闭 p3 出入口阀，打开跨线阀。 1.2.5.2.2 关闭 c1 底柴油产品线阀门

37、，c1 装航煤线 阀门（c1 底）。 1.2.5.2.3 关闭柴油产品出装置、不合格柴油产品出装置、 不合格柴油产品返罐区线界区阀。 1.2.5.2.4 关闭短循环线阀门（d2 底）。 1.2.5.2.5 关闭气密流程上所有排凝、放空、吹扫蒸汽阀 门。 24 1.2.5.3气密流程: 蒸汽p3e6ec3e10 e7 e8 柴油产品出装置线界区 不合格柴油产品出装置线界区 不合格柴油产品返罐区线界区 短循环线 1.2.6新氢入装置系统气密 1.2.6.1试压值:1.20mpa，介质:氮气 1.2.6.2系统隔离 1.2.6.2.1 关闭新氢入装置界区阀。 1.2.6.2.2关闭新氢入装置界区手操

38、放空前手阀和付线 阀。 在反应系统试压合格后，从新氢返回线将反应系统氮 气串入新氢系统（注意防止超压），进行试压。 1.2.7瓦斯系统气密 1.2.7.1试压值:0.4mpa，介质:蒸汽 1.2.7.2将系统隔离，由界区引蒸汽进行试压。 1.2.8反应系统气密 1.2.8.1试压值:第一阶段 1.5mpa，介质:氮气 第二阶段 3.5mpa，介质:氮气 第三阶段 6.7mpa，介质:氮气 1.2.8.2反应系统隔离 1.2.8.2.1 关闭 p1 出口阀，试泵线阀。 25 1.2.8.2.2反应器出入口盲板掉至通位置，检查其它 各处盲板是否正确。 1.2.8.2.3关闭 p5 出口阀门，再生系

39、统已甩开，恢 复正常流程。 1.2.8.2.4关闭 d1 液、界控阀前手阀及付线阀。 1.2.8.2.5关闭气密流程上所有排凝、放空、氮气置换 阀门。 1.2.8.2.6关闭反应注 cs2、注氨阀。 1.2.8.3气密流程: 氮气d5k1m1e1(壳)f1r1 e6(管)p1 出口 r2 e1(管) e2(管) k2 d3 d1 ec1 p5 出口两路注水线 1.2.8.4气密步骤: 1.2.8.4.1 确认气密流程正确后，按程序启动 k1 向系 统充压置换，由高分顶向大气排放。高分以 1.5mpa/h 的 速度升压，当高分压力达 1.5mpa 时，按程序启动 k2 建 立循环，全面检查系统各

40、部位有无泄漏。 1.2.8.4.2检查处理问题结束，并 d3、d5 采样氧 含量0.5（v）后，f1 按程序点火，出口以 1518 26 /h 速度升温升至 150恒温，系统压力升至 3.5mpa 时， 检查系统有无泄漏并处理问题。（注:当高分压力达 3.0mpa 时，反应器床层各点温度不能低于 135。） 1.2.8.4.3继续升压至 6.70mpa，检查各部位无泄漏后， 停 k1（通知调度停送氮气）。系统保压 4 小时（在 3.5mpa 以上系统压降不大于 0.020mpa/h 为合格）。 1.2.8.4.4反应系统气密结束后，利用系统压力对 d2 系统及新氢系统进行气密。维持高分压力 1

41、.5mpa， 准备进行催化剂干燥。 1.3 催化剂干燥 1.3.1干燥步骤 1.3.1.1气密结束后，排净 d1、d3 内存水。引氮 气，开 k1 系统补压，维持高分压力 2.3mpa（视 k2 能 否循环及气量大小而定）。 1.3.1.2反应器入口 150恒温 2 小时，然后以 20/h 速度将入口温度升至 200，恒温 4 小时，高分切水计量。 1.3.1.3以 20/h 速度将入口温度升至 250，恒温 6 小时，高分切水计量。在恒温脱水期间，进行临氢管线 的“热紧”，并每 2 小时放一次水，称量、记录，直至连 续几次放不出水为至。 1.3.1.4干燥结束后，反应器入口以 2030/h

42、速度 降温至 f1 熄火。 1.3.1.5当反应器床层最高点温度低于 150时，停 k1、k2，系统泄压至微正压，准备引氢气进行气密及 预硫化。 1.3.2干燥时注意事项: 1.3.2.1干燥阶段严格禁止氢气、瓦斯气、各种油品等 27 串入反应系统。 1.3.2.2催化剂干燥阶段从升温到 250的升温阶段脱 水量估计占脱水总量的 88，250恒温阶段脱水量为 12，这二阶段必须严格按要求操作，升温速度不可过快， 250恒温时间6 小时。 1.3.2.3氮气循环降温，当床层最高点温度低于 150， 同时确认系统氧含量80为合格。 1.4.1.3按程序启动 k2 建立循环，f1 按程序点火， 出口

43、以 1518/h 速度升温升至 150恒温（不能超过 150），系统压力升至 3.5mpa 时，检查系统有无泄漏并 处理问题。（注:当高分压力达 3.0mpa 时，反应器床层各 28 点温度不能低于 135。） 1.4.1.4继续升压至 6.70mpa，检查各部位无泄漏后， 将系统压力泄至 5.5mpa，准备预硫化。 1.4.2催化剂预硫化 1.4.2.1准备工作 1.4.2.1.1 cs2已装罐备用，且 cs2注入流程管线顶水结 束，流量计标定好用。 1.4.2.1.2 d1 底脱水胶管、量水用具齐全，计量有专 人负责。 1.4.2.1.3 预硫化过程中分析项目落实。 1.4.2.2预硫化步

44、骤 1.4.2.2.1 保持 k2 出口流量不小于 55000nm3/h，氢气 循环 2 小时，控制高分压力 5.5mpa，预硫化过程中，如果 系统压力低于 4.5mpa，可启动 k1 向系统补压。 1.4.2.2.2 控制反应入口温度 150，启动 cs2泵，按 640kg/h 的量向系统注入 cs2，恒温润湿 2 小时。 1.4.2.2.3 150恒温润湿结束后，反应入口以 7/h 的 速度升温至 230，恒温 4 小时。然后以 5/h 的速度升 温至 290，再以 6/h 的速度升温至 360，恒温 8 小 时。 注:在预硫化过程中，根据反应温升和循环氢中 h2s 含 量，控制 cs2的

45、注入量。 1.4.2.2.4 在预硫化过程中有水生成，在 150恒温结束 后，每 4 小时脱一次水，并称重计量。 1.4.2.2.5 在 360恒温阶段，高分连续两次放不出水， 且循环氢中 h2s 含量不小于 10000ppm，可认为预硫化结束， 停 cs2泵，反应循环降温至 150，降温速度不大于 30 /h。 29 1.4.2.3注意事项 1.4.2.3.1 cs2为易燃、有毒、易挥发的液体，装入和卸 出时一定要佩戴好劳动保护，多余的 cs2要妥善处理。 1.4.2.3.2 升温过程中，任何床层温升超过 20时，停 止升温，必要时适当减少 cs2注入量直至停止注入。 1.4.2.3.3 循

46、环氢中，h2s 浓度未被检出或浓度小于 0.3时，反应器内床层温度不得超过 230。 1.4.2.3.4 在 360恒温阶段，rn10 床层最高温度不许 超过 370，rt5 床层最高温度不超过 375。如有飞温 现象，允许注冷氢。若床层最高温度超过 380，则停炉 熄火。 1.4.2.4预硫化程序及硫化氢控制 硫化阶段 升温速 度/h 时间 （h） h2s 浓度 控制 （） 预计注入 cs2速度 （kg/h） 150 恒温 2 0.10.5 640 150230 711.5 0.30.5 650 230 恒温 4 0.51.0 560 230290 512 0.51.0 200 290360

47、 611.5 0.51.0 200 360 恒温 8 1.02.0约 230 1.4.2.5分析项目: 1.4.2.5.1 引氢气入装置:新氢组成及氢纯度 高分气采样分析氢浓度 1.4.2.5.2预硫化过程:循环氢 h2s 含量 1 次/半小时 循环氢 h2纯度 1 次/8 小时 循环氢组成 1 次/24 小时 30 d1 水 h2s 浓度 1 次/4 小时 新氢纯度 1 次/24 小时 新氢组成 1 次/24 小时 1.5 催化剂注氨钝化、切新鲜料至正常生产 1.5.1准备工作 1.5.1.1d16 收液氨，液氨注入流程畅通，泵备用。 1.5.1.2装置 d6、c1 收航煤，确保航煤够用（建

48、 立长循环）。 1.5.1.3高分压力控制 6.7mpa，循环氢量不小于 60000nm3/h。 1.5.1.4钝化过程分析项目落实。 1.5.2钝化操作 1.5.2.1预硫化结束后，保持循环氢中 h2s 浓度不小于 0.05（v），反应器入口温度降至 150。 1.5.2.2启动 p1 以 20t/h 的速度向系统引入航煤 （可适当开 p1 试泵线以保证 p1 的正常运转）。待吸 附温波通过反应器整个床层后，再加量至 40、60t/h。 1.5.2.3高分见油后，投用高分液控，向低分切油，低 分油切至塔系统，装置建立长循环，启动 p4 建立塔底 循环，f2 点 4 个长明灯。 1.5.2.4

49、打通含硫污水出装置流程，投用高、低分界控， 启动 p5 向系统以 68t/h 的速度注软化水。 1.5.2.5待进料量达 60t/h，并确认吸附温波通过反应 器整个床层后，启动注氨泵向 r1 出口注液氨 （150kg/h，泵行程 13.6mm） 1.5.2.6注氨开始后以 7/h 的速度提高反应入口温度， 待 r2 入口温度升至 200时，注氨量降至 100kg/h（泵 行程 10.4mm），r2 入口升温速度控制为 6.5/h。（注:注 31 氨开始后每小时测循环氢 nh3中浓度变化及每半小时测酸 性水中氨浓度，当循环氢 nh3中浓度为 100ppm 或酸性水中 氨浓度达 0.5时，可降低液

50、氨注入量。） 1.5.2.7当 r1 入口温度升至 310、r2 入口温度 升至 300时，准备切换原料油。 1.5.2.8注氨钝化过程升温程序及注氨量 升温速度（ /h） 注氨钝化 阶段 低氮油 量 t/h 一反二反 氨注入 量 kg/h 150200 6077150 200310 607 200300 606.5100 1.5.3切新鲜料操作 1.5.3.1罐区以 20nm3/h（原料油入装置齿轮表为准） 的量送新鲜料入装置，同时塔底油经不合格柴油返罐区线 向外切，以维持 d6 液面的稳定。 1.5.3.2稳定 2 小时后，再以 35、55、65nm3/h 的量混 新鲜料，每次提量间隔不小

51、于 2 小时。 1.5.3.3停止注氨，以 75nm3/h 的量进新鲜料，稳定 2 小时。 1.5.3.4c1 底升温，调整各参数至设定值。分析精 制油氮含量和生成油密度变化情况，再根据分析结果适当 调整精制、裂化反应器温度到所需要的精制和裂化深度。 1.5.3.5进入生产调节阶段。 1.5.4注意事项: 1.5.4.1严格执行操作程序，任何阶段的升温速度不大 于 10/h。 32 1.5.4.2在注氨钝化或切换新鲜料时，如果精制段任一 床层温升超过 20，裂化段任一床层温升超过 12，应 作如下处理: 、保持进料量 60/t/h。 、大打冷氢，急冷下面的热点。 、降低反应器入口温度。 、系统

52、压力降低 1.5mpa。 如以上办法仍不能使反应温度降至控制范围，则停止 进料，f1 熄火，必要时降低反应压力。直至 r1/r2 床层温度全部稳定在 310/300至少 2 小时，再重新升压 进料。 1.5.4.3钝化过程中，保持一定的 cs2注入量，以维持 循环氢中 h2s 浓度不小于 0.05。 2 装置停工 2.1 装置停工 2.1.1反应系统停工 2.1.1.1接到停工指令后,全装置改为长循环,（通知调 度停送进料）。反应入口温度以 1520/h 的速度降至 300,维持入口温度,精制油循环 4 小时。 2.1.1.2降温的同时 p1 出口流量以 5t/h 的速度降量 至 60t/h。

53、按程序停 p1,装置由长循环改为短循环,按程 序停 p5,关闭各注水点阀门。 2.1.1.3停进料后维持反应入口温度 300,氢气吹扫 2 小时,吹扫时高分压力控制在 6.0mpa。恒温吹扫结束后,以 20/h 的速度提高反应入口温度至 350,维持入口温度, 热氢带油 10 小时（要求定期分析循环氢中 h2s 含量不小于 0.1（体）。 2.1.1.4热氢带油结束后,f1 出口以 30/h 的速度 33 降温至 f1 熄火。降温的同时,通知调度停送氢气,机岗 按程序停 k1,高分以 1.01.5mpa/h 的速度泄压（注:当 高分压力低于 3.0mpa 前,反应器各点温度不能低于 135）

54、。 2.1.1.5当反应床层最高点温度低于 150或高分压力 达 1.5mpa 时,按程序停 k2,高分油切至低分,系统泄压至 0.30.5mpa,继续降反应器各点温度至 100以下。 2.1.1.6d5 引精氮,启动 k1 机,反应系统升压置换,控 制高分压力 2.5mpa,启动 k2 机,进行氮气循环置换（置 换时稍开冷氢线、炉前混氢改造线及反飞动线, k1/1,k1/2 必须切换一次）。 2.1.1.7d1,d3 分别采样分析,当氢气+烃 0.6（体）置换结束,停 k1,k2。 2.1.1.8反应系统以 1.5mpa/h 的速度泄压至常压（利 用系统内氮气置换新氢系统）。通知工程部门甩掉

55、 e2/14,变好再生流程,并按再生盲板表将系统隔离。 2.1.2分馏系统停工 2.1.2.1分馏系统的停工是在装置改长循环的同时, f2 出口以 25/h 的速度降温,当 f2 炉膛低于 250 时,f2 熄火。当 p1 停运时,分馏系统改为短循环。 2.1.2.2当 d4 抽空后,停 p2。 2.1.2.3c1 底温小于 90时,停 p4,ec2,ec3。 2.1.2.4分馏系统短循环改为经不合格油返罐区线退油 至罐区,当 c1 抽空后停 p3。 2.2 装置退油及水冲洗 2.2.1原料油系统退油及水冲洗 2.2.1.1启动 p3 将 d6、d19 内油经不合格柴油 34 线返回罐区,先抽

56、空 d6 内油,余油分别从 d6 底排凝, p1 入口排凝排入大桶。 2.2.1.2当 d19 抽空后,停 p3。d19、sr1 余油 排入 d14 或大桶。 2.2.1.3p1 出口至混氢点管线及 e6 管程余油分别 由 p1 出口排凝、tic2194a 排凝、e6 管程间排凝排入 大桶。利用系统压力稍开 tic2194a 付线阀将冷路油从底 排凝排入大桶。 2.2.1.4关闭原料油进装置界区阀，在原料油进装置齿 轮表排凝处将原料油进装置管线中的油排入大桶。 2.2.2塔系统退油及水冲洗 2.2.2.1d4 余油由 p2 入口排凝、d4 底排凝排入 大桶。 2.2.2.2c1 引水,当液位达

57、 100时启动 p4,f2 系统充满水后启动 p3 冲洗管线 2.0 小时后停泵。 流程: 水p2c1 顶回流c1 石脑油出装置线 lic2202 付线 界区 fiq2207 付线 35 c1p4f2 四路进料f2 c1 p3e6 壳程lic2201 付线ec3 -e10 fiq2104 付线 sr2 跨线 c1e2 壳程短循环线 硫化循环线 不合格柴油产品返罐区 合格柴油产品出装置界区 注:水冲洗时备用泵必须切换一次。 石脑油、柴油采样口排水无明油,停 p2 入口注 水,停 p2、p3,排净 c1 存水。 水冲洗结束后打开所有管线低点排凝,排净存水。 各容器、管线内存油由排凝排入大桶。 d1

58、3、d14 内油由污油泵送回罐区。 2.3 装置吹扫 2.3.1吹扫注意事项: 2.3.1.1引蒸汽前应先脱水,防止水击。蒸汽经过处各 低点排凝应打开。 2.3.1.2控制阀、计量仪表应通知仪表、计量等单位拆 除,各引压点、沉筒排凝等要打开通过蒸汽。 2.3.1.3蒸汽吹扫原则不通过泵体,热油泵可以稍开阀 门,适当通过蒸汽,绝不可以大量吹汽,以免吹坏密封。 2.3.1.4吹扫时设备要有足够的排汽口,要注意检查系 统压力,以防超压。 36 2.3.1.5凡有支路的管线要交替吹扫,然后同时向同一 方向吹扫。 2.3.1.6设备、管线在吹扫结束后,低点排凝打开,放净 管线、设备中的存水。 2.3.2

59、原料系统蒸汽吹扫、蒸煮 2.3.2.1准备工作 2.3.2.1.1 原料油入装置界区阀后法兰加盲板（加半个垫） 。 2.3.2.1.2原料油返罐区界区阀前法兰加盲板（加半个 垫）。 2.3.2.1.3柴油产品出装置界区阀前法兰加盲板（加半 个垫）。 2.3.2.1.4不合格柴油产品出装置界区阀前法兰加盲板 （加半个垫）。 37 2.3.2.2由 sr1/1、2 管、壳程同时引蒸汽吹扫。 流程: 长循环线柴油产品出装置 界区排放 不合格柴油产品 出装置界区排放 pic2101 付线bd 蒸汽sr1d19d6p1 入口排凝排放 退油线p3 入口排放 退油线 lic2101 付线fiq2101 付线

60、原料油入装 置线界区排放 原料油返罐 区线界区排放 开 p1 试泵线吹扫高压原料油线: 流程:d19 蒸汽p1 试泵线fic2102 付线e6(管) tic2194a 底排凝排放 2.3.2.3吹扫合格后关闭以下阀门:长循环线阀, fiq2101 付线阀,退油线阀,p1 试泵线阀。 2.3.3d2 系统吹扫 2.3.3.1准备工作: 2.3.3.1.1 d2 底排凝接临时蒸汽线。 2.3.3.1.2 低分气出装置界区阀前法兰加盲板（加半个垫） 。 2.3.3.1.3 含硫污水出装置界区阀前法兰加盲板（加半个 垫）。 2.3.3.1.4 d1 液控阀拆下。 38 2.3.3.2由 d2 底临时蒸