1、i 錦州石化公司企業標準 qj/jsh l2 07.01-2003 加氫改質裝置操作規程 第一章第一章 裝置概況裝置概況.1 1 裝置簡介.2 2 工藝流程簡述.3 3 主要反應機理.5 第二章第二章 裝置實際情況裝置實際情況.10 ii 1 裝置原則流程圖.11 2 主要設備規格.12 3 物料平衡表.17 4 主要工藝控制指標.18 第三第三章章 裝置設計數據裝置設計數據.21 1 裝置設計采用的主要數據.21 2 原料、產品及輔助物料性質.21 3 裝置能耗.27 4 裝置消耗指標（設計值）.28 第四第四章章 裝置原則開、停工方案裝置原則開、停工方案.35 1 裝置開工.35 2 裝置

2、停工.47 3 催化劑再生.59 第五第五章章 崗位操作法崗位操作法.71 1 反應系統操作法.71 2 分餾系統操作法.89 3 爐系統操作法.97 第六第六章章 緊急事故處理緊急事故處理.112 1 進裝置原料中斷.112 2 反應器進料中斷.113 iii 3 循環氫中斷.113 4 新氫中斷.114 5 高分（d1）液控失靈.115 6 高分串壓至低分.115 7 高分排氣帶油（高分串油）.115 8 原料油帶水.116 9 臨氫系統管線、設備破裂著火.116 10 進料量增多.117 11 新氫量突然減少.117 12 循環氫量波動較大.117 13 系統壓力超高.118 14 系統

3、差壓超高.118 15 新氫中 co、co2含量超高 .118 16 新氫中氧含量超高.119 17 反應器床層超溫.119 18 高壓管線破裂.120 19 回流帶水.120 20 分餾塔沖塔.120 21 換熱器內漏.121 22 空冷器內漏.121 23 燃料氣帶油.121 24 燃料氣壓力超高.122 25 燃料氣中斷.122 iv 26 爐管結焦.122 27 爐管燒穿.123 28 回轉彎頭漏油著火.123 29 爐管破裂.124 30 裝置緊急停工處理.124 31 全裝置瞬時停電.125 32 全裝置長時間停電.125 33 儀表盤長時間停電.126 34 停循環水或機泵冷卻水

4、.126 35 停儀表風.127 第七第七章章 裝置安全生產要點裝置安全生產要點.128 1 安全知識.128 2 工藝中危險物質及特性.128 3 監控網絡、責任和防范措施：.135 4 安全技術規程.137 5 附表.154 第八第八章章 專業設備操作法專業設備操作法.160 1 離心泵的操作方法（p1、p5 除外） .160 2 往復計量泵操作法（p6，p8，p9，p12）.170 3 高壓進料泵（p1/1.2）操作法.173 4 脫氧水泵（p5/1.2）操作法.183 5 空冷風機操作程序.185 v 6 加熱爐（f1、f2）操作程序.185 7 冷換設備操作法.187 8 新氫壓縮機

5、操作法.188 9 勵磁機操作法.202 10 循環氫壓縮機（k2）操作法.203 第九第九章章 罐區操作法罐區操作法.256 1 罐區簡介 256 2 罐區原則流程圖 256 3 設備匯總表 256 4 罐區原則開停工方案 v 5 崗位操作法 265 第一章 裝置概況 0 1 裝置簡介 30 萬噸/年加氫改質裝置（），是恒源石化 2013 年 7 月改建，10 月投產。該裝置使用法國催化劑 10 月 10 日，該裝置一次試車成功。 裝置是以催化柴油和直餾柴油 1:1 混合為原 料，生產優質柴油及高芳潛的石腦油產品的一段串聯中壓 加氫改質新工藝。其柴油十六烷值可提高十個單位，色度 小于 0.5

6、，可徹底解決催化柴油因十六烷值及密度原因而 無法作為合格輕柴油出廠的問題，。 裝置于 2013 年大修期間，對裝置進行擴能改造，將 裝置處理能力 30 萬噸/年。表” 2 主要反應機理 本裝置的柴油加氫改質是分兩個階段完成的，一個階 段是加氫精制，另一個階段是加氫裂化。 2.1 柴油加氫精制反應機理 2.1.1工藝原理 柴油加氫精制反應是指柴油在催化劑和氫氣的氛圍下， 在一定的溫度和壓力下進行的一系列化學反應。這些反應 過程主要包括： a 含氮、含硫、含氧與非烴類化合物的分解。 b 烯烴和芳烴的加氫飽和反應。 c 開環、斷鏈、縮合、聚合等副反應。 以上這些反應組成了加氫精制過程的復雜反應網絡，

7、 而反應的深度和速度主要取決于反應過程中所使用的催化 劑、原料油的性質等工藝條件。 2.1.2加氫精制的主要反應 2.1.2.1非烴類的加氫反應 1 2.1.2.1.1 加氫脫硫反應 加氫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，在加氫精制條件下，這些硫化物分別 轉化為 h2s 和相應的烴類，從而被脫除掉。 硫醇：rshh2rhh2s 硫醚：rsrh2rshrh 二硫化物：rssrh2rshrshrhrhh2s 噻吩： 3h2 c4h4sh c4h8h2s 2.1.2.1.2 加氫脫氮反應 柴油的氮化物是造成柴油安全性差和變色的主要原因， 石油餾分中的氮化物可分為三類：

8、a脂肪胺及芳香胺類。 b吡啶、喹啉類型的堿性雜環化合物。 c吡咯、茚及咔唑的非堿性氮化物。 各加氫脫氮反應如下： a胺類： 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 從熱力學觀點看，吡啶的加氫脫氮比其它氮化物更加 困難，為了脫氮完全，一般需要比脫硫通常采用的壓力范 圍更高的壓力。 2.1.2.1.3 含氧化合物的加氫脫氧反應 石油和石油產品中含氧化合物的含量很少，在石油餾 分中經常遇到的含氧化合物是環烷酸。 各種含氧化合物的加氫反應： roh2 rhh2o 2.1.2.2

9、烴類的加氫反應 在加氫精制條件下，烴類的加氫反應主要是不飽和烴 和芳烴的加氫飽和。這些反應對改善油品的質量和性能具 有重要意義。例如烯烴，特別是二烯烴的加氫可以提高油 品的安定性，芳烴的加氫可以提高柴油的十六烷值。 2.1.2.2.1 不飽和烴的加氫反應 直餾餾分中一般不含有不飽和烴，但二次加工產品催 化柴油、焦化柴油中則含有大量的不飽和烴。這些不飽和 烴在加氫精制條件下很容易飽和。代表性反應如下： a rchch2h2rch2ch3 b h2 c h2 2.1.2.2.2 芳烴的加氫飽和反應 加氫原料油中的芳烴加氫，主要是指稠環芳烴（菲 系、萘系）的加氫。 r r ch=ch2ch2ch3

10、3 加氫活性：環烯烴烯烴芳烴 多環雙環單環 提高反應溫度，芳烴加氫轉化率下降，提高反應壓力， 芳烴加氫轉化率增大。芳烴加氫是逐環進行的，芳 烴第一環的加氫飽和較容易，隨著加氫深度的增加， 加氫難度逐環增大。 2.2 柴油加氫裂化反應機理 2.2.1工藝原理 烴類在加氫條件下的反應方向和深度取決于烴的組成、 催化劑的性能以及操作條件為因素。在工業加氫過程中所 采用的條件下，烴的反應遵循以下規律:提高反應溫度會加 劇 cc 鍵的斷裂，即烷烴的加氫裂化、環烷烴斷環和烷 基芳烴斷鏈。如果反應溫度較高而氫分壓不高，也會促進 ch 鍵斷裂，生成烯烴、氫和芳烴。 提高反應壓力，有利于 cc 鍵的飽和，降低壓

11、力有 利于烷烴進行脫氫反應生成烯烴以及烯烴環化生成芳烴。 在壓力較低而溫度又較高時，還會發生縮合反應直至生成 焦炭。在加氫裂化過程中采用雙功能催化劑，所以烴類加 氫裂化的結果在很大程度上決定于催化劑的加氫活性和酸 性活性及它們之間的比例關系。 2.2.2烷烴的加氫裂化反應 例： c16h34h2 c8h18c8h16 c8h18 反應中生成的烯烴先進行異構化隨即被加氫成異構 烷烴。烷烴加氫裂化反應的通式為： cnh2n+2h2cmh2m+2cn-mh2(n-m)+2 h2 4 烷烴加氫裂化的反應速度隨著烷烴分子量增大而加 快。分子中間的 cc 鍵的分解速度要高于分子鏈兩端 cc 鍵的分解速度，

12、所以烷烴加氫裂化反應主要發生在烷 烴鏈中心部的 cc 鍵上。在加氫裂化條件下烷烴的異構 化速度也隨分子量的增大而加快。 2.2.3環烷烴的加氫裂化反應 單環烷烴在加氫裂化過程中發生異構化、斷環、脫烷 基鏈反應，以及不明顯的脫氫反應。 環烷烴加氫裂化時反應方向因催化劑的加氫和酸性活 性的強弱不同而有區別。長側鏈單環環烷烴在高酸性催化 劑上進行加氫裂化時，主要發生斷鏈反應，六員環比較穩 定，很少發生斷環。短側鏈單環六員環烷烴在高酸性催化 劑上加氫裂化時，直接斷環和斷鏈的分解產物很少，主要 產物是環戊烷衍生物的分解產物，而這些環戊烷是由環己 烷經異構生成的。 雙環環烷烴在加氫裂化時，首先發生一個環的

13、異構 化生成五員環衍生物而后斷環。雙環環烷烴是依次開環的， 首先是一個環斷開并進行異構化，生成環戊烷衍生物，當 反應繼續進行時，第二個環也發生斷裂。 2.2.4芳香烴的加氫裂化反應 苯在加氫條件下的反應包括以下過程：苯加氫生成 的六員環發生異構化，五員環開環和側鏈斷開。 稠環芳烴加氫裂化也包括以上過程，只是它的加氫 和斷環是逐次進行的。從熱力學角度看，稠環芳烴第一個 環加氫較易，全部芳環加氫很困難。 3 工藝流程簡述 3.1 反應部分 原料油自裝置外的原料油罐區按兩種柴油約（直餾柴 5 油、催化柴油）1：1 的比例用泵送入裝置，經原料油過濾 器，至原料油緩沖罐（）。原料油自經高壓原料油泵 （p

14、5101/1、2）升壓，經“原料油柴油產品換熱器” （e5103/12）換熱，然后與混合氫混合后，經原料油、 混合氫反應產物換熱器（e1/13）換熱，再分兩路 至反應進料加熱爐（f1）。經 f1 將原料油、混合氫 加熱至反應所需溫度后進入加氫精制反應器（r1），在 加氫精制催化劑作用下油品進行脫硫、脫氮、脫膠質及芳 烴飽和等加氫精制反應。加氫精制反應器設置三個催化劑 床層，床層間設置冷氫盤，以注入冷氫，控制反應溫度。 自 r1 底部出來的精制油進入加氫裂化反應器（r2）， 在加氫裂化催化劑的作用下油品進行加氫裂化反應。加氫 裂化反應器設置三個催化劑床層，床層間設置冷氫盤，以 注入冷氫，控制反應

15、溫度。自 r2 底部出來的反應產物 先經 e1/13 與原料油、混合氫換熱，再經生成油反 應產物換熱器（e2/14）與生成油換熱，降低溫度， 然后依次經反應產物空冷器（ec1/18）、反應產物冷 凝器（e3/1、2）冷卻后進入高壓分離罐（d1）。為 了防止反應產物在換熱過程中析出銨鹽而堵塞管道和設備， 將脫氧水自脫氧水罐（d8）用脫氧水泵（p5/1、2） 抽出后注在 e2/4 和 ec1/18 上游管線中。 在高壓分離罐（d1）中，反應產物進行氣、油、水 三項分離。自 d1 頂部出來的高分氣，除了少部分作為 含氫氣體排出裝置外（視反應部分的生產操作情況而定， 也可以不排放含氫氣體），大部分進入

16、循環氫壓縮機入口 的循環氫分液罐（d3）進行循環。水相為含硫含氨污水， 送至裝置外污水汽提裝置處理。油相為加氫精制后的生成 油，經調節閥降壓后至低壓分離罐（d2）。在 d2 中， 6 生成油在低壓下再進行油氣分離，分離出的低分氣體送至 制氫裝置，分出的生成油至分餾部分。 3.2 分餾部分 自 d2 來的生成油經生成油反應產物換熱器 （e2/14）換熱后，進入分餾塔（c1）第十八層塔 盤上。塔頂油氣經分餾塔頂空冷器（ec2/14）、分餾 塔頂冷凝器（e5）冷凝冷卻，進入分餾塔頂回流罐 （d4）進行油、氣兩相分離。氣相即富氣至裝置外焦化 富氣制氫裝置。油相既粗汽油用分餾塔頂回流泵 （p2/1、2）

17、將其一部分打到 c1 頂部第三十層塔盤上 作為回流，一部分粗汽油送至裝置外。c1 底出來的柴油 產品經柴油產品泵（p3/1、2）送至“原料油柴油產 品換熱器”（e6/14）換熱，經柴油產品空冷器 （ec3/18）冷卻，再經柴油產品冷卻器（e10）后 出裝置。分餾部分設置分餾塔底重沸爐（f2）供給熱量， 滿足全塔熱平衡要求。 3.3 壓縮機部分 裝置外來的制氫氫氣作為本裝置的新氫。新氫進裝置 直接送入新氫分液罐（d5）。分液后的新氫自 d5 頂 出來至新氫壓縮機（k1/1、2）升壓。 自循環氫分液罐（d3）頂出來的循環氫經循環氫壓 縮機（k2）升壓后，一部分與升壓后的新氫混合即混合 氫，混合氫和

18、原料油混合經 e1/13 與反應產物換熱； 一部分循環氫是作為冷氫至 r1、r2 各催化劑床層； 另一部分是經反飛動線循環，防止 k2（離心式壓縮機） 喘振。 7 第二章 工藝指標 8 1 原材料指標 1.1 原料油 原料名稱項目單位指標備注 含水 0.1 04 或公司指標 -104 或公司指標 原料油 凝點 -204 或公司指標 1.2 氫氣 組成 h2ch4c2c3c4n2 （v） 92.02.81.30.70.13.1100.0 壓力， mpa(a) 1.274 溫度， 40.0 注：新氫由制氫、重整裝置提供。 2 半成品、成品及公用工程（水、電、汽、風等）指標 2.1 成品質量指標 產

19、品名稱項目單位指標備注 閃點 55 柴油 銅片腐蝕合格 干點 165 石腦油 堿氮 ppm7 2.2 公用工程指標 項目單位指標備注 循環水壓力 mpa0.40 3.5mpa 蒸汽壓力 mpa3.00 9 3.5mpa 蒸汽溫度 400 凈化風壓力 mpa0.40 燃料氣壓力 mpa0.35 軟化水壓力 mpa0.60 非凈化風壓力 mpa0.45 新鮮水壓力 mpa0.40 3 主要操作條件 3.1 反應部分 項目單位指標備注 r1 入口溫度 320380 r1 最高溫度 420 r2 最高溫度 420 d1 操作壓力 mpa 6.8 d2 操作壓力 mpa1.100.10 d1 液位 55

20、20 d2 液位 5520 軟化水注入量 t/h 6.008.00 氫油比350750:1 3.2 塔部分 項目單位指標備注 c1 操作壓力 mpa 0.150.20 c1 頂溫度 160 c1 底溫度 280320 c1 液位 5520 3.3 設備部分 工序項目單位指標 10 潤滑油供油壓力 mpa 0.100.12 主透平背壓 mpa1.27 主透平轉速 rpm 11550 循環氫壓 縮機 軸承溫度 65 入口壓力 mpa1.000.10 出口壓力 mpa8.82 各段吸氣溫度 40 各段排氣溫度 130 潤滑油供油壓力 mpa 0.300.50 新氫壓縮 機 電機軸承溫度 80 徑向軸

21、承溫度 70高壓原料 油泵推力軸承溫度 80 潤滑油壓力 mpa0.25 注水泵 潤滑油溫度 80 f1 出口溫度 400加熱爐 f2 出口溫度 400 4 物料平衡 裝置物料平衡表 裝置物料名稱（重） 公斤時噸日 噸年 原料油 1001375003300.0 1100000 新氫 3.7465151123.641208 入 方 合計 103.746 1426523423.6 1141208 柴油產品91.651 1260203024.5 1008160 粗汽油 8.58211800283.294400 出 高分氣體1.711 235356.518816 11 底分氣體0.352 48411.

22、63872 富氣 1.112152936.712232 方 損失 0.33846611.13728 注：原料油包括：直餾柴油 275000 噸年 催化柴油 825000 噸年 合計 1100000 噸年 5 原材料消耗、公用工程消耗及能耗指標 5.1 催化劑、化學品等用量 序 號 名稱型號或 規格 一次使 用量 備注 1 加氫精制催化 劑 rn10 78.5m3 2 加氫裂化催化 劑 rt5 60.6m3 3 催化劑保護劑rg1 8.3m3 4 二硫化碳39.6 噸催化劑予硫 化時使用 5 無水液氨3.00 噸催化劑再生 時使用 6 40（w）naoh 288.0 噸 催化劑再生 時使用 7

23、惰性瓷球 55.2m3 5.2 水用量 5.2.1循環水用量 12 序 號 使用地點給水 噸/時 排水 噸/時 含油污 水 噸/時 1 e3 255255 2 e4 95.995.9 3 e5 5555 4 k1 級間中間冷卻器 185.0185.0 5 k1 一級氣缸等冷卻 14.714.7 6 k1 二級氣缸等冷卻 9.69.6 7 k1 三級氣缸等冷卻 10.510.5 8 k1 潤滑油冷卻器 6.06.0 9 k1 電機冷卻器 40.040.0 10 k2 潤滑油冷卻器 50.050.0 11 k2 抽氣冷凝器 20.020.0 12 p1 冷卻 7.87.30.5 13 p1 潤滑油

24、冷卻器 33 14 p2 冷卻 0.60.40.2 15 p3 冷卻 1.61.20.4 16 p4 冷卻 1.61.20.4 756.3754.81.5 13 5.2.2新鮮水及污水 序 號 使用地點新鮮水 噸/時 脫氧水 噸/時 含硫 含氨 污水 噸/時 含油 污水 噸/時 生活 污水 噸/時 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 沖洗水 1.51.5 388.81.51.5 14 5.3 主要電器電用量 序 號 使用地點電壓 (伏) 設備容 量(kw) 軸功率 (kw) 年工作 時數 年用電量 (萬度) 備注 1p16

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

26、(伏) 設備容 量(kw) 軸功率 (kw) 年工作 時數 年用電量 (萬度) 備注 13 k1 600032002391.180001912.88 14 k1 潤滑油泵 3807.56.080004.8 15 k1 盤車電機 3807.56 16 k1 注油器電機 3800.60.4880000.384 17 k1 主電機油泵 3802.21.7680001.408 18 k2 潤滑油泵 380118.880007.04 19 k2 封油泵 3805544800035.2 20 ec1 空冷電機 380158138800083.2 21 ec2 空冷電機 380154134800041.6

27、22 ec3 空冷電機 380158138800083.2 23 p1 潤滑油泵 38032.480001.92 16 5.4 主要蒸汽用量 蒸汽用量，噸/時序 號使用地點 3.332mpa(g) 400.0 1.76mpa(g) 200.0 1 k2 抽空冷凝器 0.11 2 k2 主透平進氣 36.2 3 k2 主透平排氣 -36.2 5.5 壓縮空氣用量 用量，標米 3/分 非凈化風 (0.4mpa(g) 凈化風 (0.4mpa(g) ) 序 號 使用地點 正常最大正常最大 1 儀表用 10.013.0 2 催化劑再生 35.0 3 服務點 3.0 17 5.6 氮氣用量 序 號 使用地

28、點及用途用量，標米 3/分 壓力 pma(g) 1 k2 潤滑油箱密封 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 服務點3.0(間斷使用) 0.8 6 催化劑再生一次用 10000 標米 3 0.8 7 開工氣密一次用 6000 標米 3 14.0 8 新氫壓縮機機身密封 0.460.8 5.7 氫氣用量 序 號 使用地點 及用途 用量 m3n/min 壓力 kgf/cm3 備注 1 反應用氫 489.11.176 來自制氫、重整裝置 2 k2 軸封 6.677.84 來自 k1 出口 18 5.8 燃料氣用量 低熱值 3

29、4061.8kj/m3n序 號 使用 地點 m3n/n104m3n/a 1 f1 641.6513.28 2 f2 651.5521.2 19 5.9 能耗指標能耗指標 能耗設計值及 2002 年實際值 設計能耗指標2002 年 1 月12 月 子項母項子項母項 (萬大卡)（噸） 萬大卡 噸(萬大卡)（噸） 萬大卡 噸 燃料氣 11483000110000010.43912444000109386311.376 3.5mpa 蒸汽 25526244110000023.20621872224109386319.995 1.0mpa 蒸汽 -185290191100000-16.845-18869

30、2041093863-17.25 電 954607611000008.6781066694410938639.752 新鮮水 324611000000.003522710938630.005 循環水 60803811000000.55371603810938630.655 脫氧水 58975811000000.53624585410938630.225 污水 2884711000000.026 凈化風 10000211000000.091 合計 26.64 24.757 20 第三章裝置原則開、停工方案 1 裝置開工 1.1 開工前檢查工作 1.1.1設備管線清理檢查: 1.1.1.1所有開孔

31、檢查后的容器、設備必須清理干凈， 排凈積液并經車間技術人員或領導檢查符合要求后，方能 辦封孔票封孔。 1.1.1.2所有停工后斷開的工藝管線必須干凈無雜物， 并檢查確認后，方能連接上。 1.1.2設備檢查： 1.1.2.1機泵設備檢修安裝完畢，部件完整，所用附件 （壓力表、溫度計、油位、油標等）完好無缺，所有緊固 螺栓連接牢靠，盤車靈活。 1.1.2.2按規定加好潤滑油，所有冷卻水投運暢通，無 泄漏。 1.1.2.3試驗聯鎖及報警系統準確，靈活。 1.1.2.4所有放空、排凝及連接線暢通。 1.1.2.5循氫機的滑油、封油系統、新氫機、p1 稀 油站投入試運 4 小時以上無問題。 1.1.2.

32、6新更換的電機及設備，按規定經過空試合格。 1.1.2.7所有孔蓋封閉完畢，墊片螺栓等符合要求。 1.1.2.8安全閥、壓力表、液面計、儀表引壓、熱偶等 附件齊全，安裝符合要求，并處于正確投用狀態。 1.1.3工藝流程檢查： 1.1.3.1道道法蘭及絲扣接頭是否接好，墊片螺栓齊全， 21 符合要求。 1.1.3.2所有閥門齊全，安裝方向正確。 1.1.3.3盲板“通”、“盲”位置符合開工要求。 1.1.3.4工藝管線上的排凝閥、壓力表、流量孔板、液 面計、熱偶開口引線及采樣口等部件齊全，連接密封良好。 1.2 氣密試驗 1.2.1氣密試驗注意事項: 1.2.1.1氣密過程中重點檢查閥門、法蘭、

33、絲堵及測量 引壓點等部位。 1.2.1.2與高壓系統相連的部位，必須打開放空閥，以 防超壓。 1.2.1.3氣密前各容器及設備的安全附件必須投用，如 安全閥等。 1.2.1.4投用裝置內所有冷卻器、玻璃板液面計、界面 計，稍開各壓力表閥門。 1.2.1.5裝置放空系統正常投用。 1.2.2原料油系統氣密: 1.2.2.1試壓值:0.6mpa，介質:蒸汽 1.2.2.2隔離原料油系統 1.2.2.2.1 關閉原料油入裝置、原料油返罐區線界區閥， 關閉航煤入裝置線界區閥，關閉 c1 裝航煤線閥門 （c1 底）。 1.2.2.2.2關閉 p1 入口閥，p1 試泵線雙閥。 1.2.2.2.3關閉 d6

34、、d19 退油線閥。 1.2.2.2.4關閉長循環線與柴油產品出裝置線相連處截 至閥，硫化循環線閥（d2 底）。 1.2.2.2.5關閉 d6、d19、sr1 及工藝管線上所 22 有排凝、放空、吹掃蒸汽閥門。 1.2.2.3氣密流程: 長循環線硫化循環線 蒸汽sr1d19d6p1 入口 c1 裝航煤線 航煤入裝置線界區 原料油入裝置界區 原料油返罐區線 1.2.3d2 系統氣密: 1.2.3.1試壓值:1.17mpa，介質:氮氣 1.2.3.2隔離 d2 系統 1.2.3.2.1關閉 d1 液控前手閥及付線閥。 1.2.3.2.2關閉 d2 壓控前手閥及付線閥。 1.2.3.2.3關閉 d2

35、 頂充氮氣閥。 1.2.3.2.4關閉 d2 液控前手閥及付線閥。 1.2.3.2.5關閉 d2 界控前手閥及付線閥。 1.2.3.2.6關閉 d2 底、d2 玻璃板等排凝閥。 1.2.3.3氣密方法: 當反應系統氣密結束后，壓力降至 3.0mpa 時，稍開 d1 液控付線閥，將 d1 中氮氣串入 d2，當壓力達 1.17mpa，關閉付線閥，進行氣密檢查。 1.2.4分餾塔系統氣密 1.2.4.1試壓值:0.3mpa，介質:蒸汽 1.2.4.2隔離分餾塔系統: 1.2.4.2.1 關閉短循環線閥門（d2 底），硫化循環線 閥（d2 底）。 23 1.2.4.2.2關閉 c1 底柴油產品線閥門。

36、 1.2.4.2.3關閉 p4、p2 出入口閥，打開跨線閥。 1.2.4.2.4關閉富氣出裝置界區閥。 1.2.4.2.5關閉汽油產品出裝置、不合格汽油產品出裝 置線界區閥。 1.2.4.2.6關閉氣密流程上所有排凝、放空、吹掃蒸汽 閥門。 1.2.4.3氣密流程: ec2e5d4p2汽油產品出 裝置線界區 不合格汽油 產品出裝 置線界區 富氣出裝置界區閥 蒸汽c1e2d2 液控 p4f2c1 1.2.5柴油系統氣密 1.2.5.1試壓值:0.6mpa，介質:蒸汽 1.2.5.2隔離系統: 1.2.5.2.1 關閉 p3 出入口閥，打開跨線閥。 1.2.5.2.2 關閉 c1 底柴油產品線閥門

37、，c1 裝航煤線 閥門（c1 底）。 1.2.5.2.3 關閉柴油產品出裝置、不合格柴油產品出裝置、 不合格柴油產品返罐區線界區閥。 1.2.5.2.4 關閉短循環線閥門（d2 底）。 1.2.5.2.5 關閉氣密流程上所有排凝、放空、吹掃蒸汽閥 門。 24 1.2.5.3氣密流程: 蒸汽p3e6ec3e10 e7 e8 柴油產品出裝置線界區 不合格柴油產品出裝置線界區 不合格柴油產品返罐區線界區 短循環線 1.2.6新氫入裝置系統氣密 1.2.6.1試壓值:1.20mpa，介質:氮氣 1.2.6.2系統隔離 1.2.6.2.1 關閉新氫入裝置界區閥。 1.2.6.2.2關閉新氫入裝置界區手操

38、放空前手閥和付線 閥。 在反應系統試壓合格后，從新氫返回線將反應系統氮 氣串入新氫系統（注意防止超壓），進行試壓。 1.2.7瓦斯系統氣密 1.2.7.1試壓值:0.4mpa，介質:蒸汽 1.2.7.2將系統隔離，由界區引蒸汽進行試壓。 1.2.8反應系統氣密 1.2.8.1試壓值:第一階段 1.5mpa，介質:氮氣 第二階段 3.5mpa，介質:氮氣 第三階段 6.7mpa，介質:氮氣 1.2.8.2反應系統隔離 1.2.8.2.1 關閉 p1 出口閥，試泵線閥。 25 1.2.8.2.2反應器出入口盲板掉至通位置，檢查其它 各處盲板是否正確。 1.2.8.2.3關閉 p5 出口閥門，再生系

39、統已甩開，恢 復正常流程。 1.2.8.2.4關閉 d1 液、界控閥前手閥及付線閥。 1.2.8.2.5關閉氣密流程上所有排凝、放空、氮氣置換 閥門。 1.2.8.2.6關閉反應注 cs2、注氨閥。 1.2.8.3氣密流程: 氮氣d5k1m1e1(殼)f1r1 e6(管)p1 出口 r2 e1(管) e2(管) k2 d3 d1 ec1 p5 出口兩路注水線 1.2.8.4氣密步驟: 1.2.8.4.1 確認氣密流程正確后，按程序啟動 k1 向系 統充壓置換，由高分頂向大氣排放。高分以 1.5mpa/h 的 速度升壓，當高分壓力達 1.5mpa 時，按程序啟動 k2 建 立循環，全面檢查系統各

40、部位有無泄漏。 1.2.8.4.2檢查處理問題結束，并 d3、d5 采樣氧 含量0.5（v）后，f1 按程序點火，出口以 1518 26 /h 速度升溫升至 150恒溫，系統壓力升至 3.5mpa 時， 檢查系統有無泄漏并處理問題。（注:當高分壓力達 3.0mpa 時，反應器床層各點溫度不能低于 135。） 1.2.8.4.3繼續升壓至 6.70mpa，檢查各部位無泄漏后， 停 k1（通知調度停送氮氣）。系統保壓 4 小時（在 3.5mpa 以上系統壓降不大于 0.020mpa/h 為合格）。 1.2.8.4.4反應系統氣密結束后，利用系統壓力對 d2 系統及新氫系統進行氣密。維持高分壓力 1

41、.5mpa， 準備進行催化劑干燥。 1.3 催化劑干燥 1.3.1干燥步驟 1.3.1.1氣密結束后，排凈 d1、d3 內存水。引氮 氣，開 k1 系統補壓，維持高分壓力 2.3mpa（視 k2 能 否循環及氣量大小而定）。 1.3.1.2反應器入口 150恒溫 2 小時，然后以 20/h 速度將入口溫度升至 200，恒溫 4 小時，高分切水計量。 1.3.1.3以 20/h 速度將入口溫度升至 250，恒溫 6 小時，高分切水計量。在恒溫脫水期間，進行臨氫管線 的“熱緊”，并每 2 小時放一次水，稱量、記錄，直至連 續幾次放不出水為至。 1.3.1.4干燥結束后，反應器入口以 2030/h

42、速度 降溫至 f1 熄火。 1.3.1.5當反應器床層最高點溫度低于 150時，停 k1、k2，系統泄壓至微正壓，準備引氫氣進行氣密及 預硫化。 1.3.2干燥時注意事項: 1.3.2.1干燥階段嚴格禁止氫氣、瓦斯氣、各種油品等 27 串入反應系統。 1.3.2.2催化劑干燥階段從升溫到 250的升溫階段脫 水量估計占脫水總量的 88，250恒溫階段脫水量為 12，這二階段必須嚴格按要求操作，升溫速度不可過快， 250恒溫時間6 小時。 1.3.2.3氮氣循環降溫，當床層最高點溫度低于 150， 同時確認系統氧含量80為合格。 1.4.1.3按程序啟動 k2 建立循環，f1 按程序點火， 出口

43、以 1518/h 速度升溫升至 150恒溫（不能超過 150），系統壓力升至 3.5mpa 時，檢查系統有無泄漏并 處理問題。（注:當高分壓力達 3.0mpa 時，反應器床層各 28 點溫度不能低于 135。） 1.4.1.4繼續升壓至 6.70mpa，檢查各部位無泄漏后， 將系統壓力泄至 5.5mpa，準備預硫化。 1.4.2催化劑預硫化 1.4.2.1準備工作 1.4.2.1.1 cs2已裝罐備用，且 cs2注入流程管線頂水結 束，流量計標定好用。 1.4.2.1.2 d1 底脫水膠管、量水用具齊全，計量有專 人負責。 1.4.2.1.3 預硫化過程中分析項目落實。 1.4.2.2預硫化步

44、驟 1.4.2.2.1 保持 k2 出口流量不小于 55000nm3/h，氫氣 循環 2 小時，控制高分壓力 5.5mpa，預硫化過程中，如果 系統壓力低于 4.5mpa，可啟動 k1 向系統補壓。 1.4.2.2.2 控制反應入口溫度 150，啟動 cs2泵，按 640kg/h 的量向系統注入 cs2，恒溫潤濕 2 小時。 1.4.2.2.3 150恒溫潤濕結束后，反應入口以 7/h 的 速度升溫至 230，恒溫 4 小時。然后以 5/h 的速度升 溫至 290，再以 6/h 的速度升溫至 360，恒溫 8 小 時。 注:在預硫化過程中，根據反應溫升和循環氫中 h2s 含 量，控制 cs2的

45、注入量。 1.4.2.2.4 在預硫化過程中有水生成，在 150恒溫結束 后，每 4 小時脫一次水，并稱重計量。 1.4.2.2.5 在 360恒溫階段，高分連續兩次放不出水， 且循環氫中 h2s 含量不小于 10000ppm，可認為預硫化結束， 停 cs2泵，反應循環降溫至 150，降溫速度不大于 30 /h。 29 1.4.2.3注意事項 1.4.2.3.1 cs2為易燃、有毒、易揮發的液體，裝入和卸 出時一定要佩戴好勞動保護，多余的 cs2要妥善處理。 1.4.2.3.2 升溫過程中，任何床層溫升超過 20時，停 止升溫，必要時適當減少 cs2注入量直至停止注入。 1.4.2.3.3 循

46、環氫中，h2s 濃度未被檢出或濃度小于 0.3時，反應器內床層溫度不得超過 230。 1.4.2.3.4 在 360恒溫階段，rn10 床層最高溫度不許 超過 370，rt5 床層最高溫度不超過 375。如有飛溫 現象，允許注冷氫。若床層最高溫度超過 380，則停爐 熄火。 1.4.2.4預硫化程序及硫化氫控制 硫化階段 升溫速 度/h 時間 （h） h2s 濃度 控制 （） 預計注入 cs2速度 （kg/h） 150 恒溫 2 0.10.5 640 150230 711.5 0.30.5 650 230 恒溫 4 0.51.0 560 230290 512 0.51.0 200 290360

47、 611.5 0.51.0 200 360 恒溫 8 1.02.0約 230 1.4.2.5分析項目: 1.4.2.5.1 引氫氣入裝置:新氫組成及氫純度 高分氣采樣分析氫濃度 1.4.2.5.2預硫化過程:循環氫 h2s 含量 1 次/半小時 循環氫 h2純度 1 次/8 小時 循環氫組成 1 次/24 小時 30 d1 水 h2s 濃度 1 次/4 小時 新氫純度 1 次/24 小時 新氫組成 1 次/24 小時 1.5 催化劑注氨鈍化、切新鮮料至正常生產 1.5.1準備工作 1.5.1.1d16 收液氨，液氨注入流程暢通，泵備用。 1.5.1.2裝置 d6、c1 收航煤，確保航煤夠用（建

48、 立長循環）。 1.5.1.3高分壓力控制 6.7mpa，循環氫量不小于 60000nm3/h。 1.5.1.4鈍化過程分析項目落實。 1.5.2鈍化操作 1.5.2.1預硫化結束后，保持循環氫中 h2s 濃度不小于 0.05（v），反應器入口溫度降至 150。 1.5.2.2啟動 p1 以 20t/h 的速度向系統引入航煤 （可適當開 p1 試泵線以保證 p1 的正常運轉）。待吸 附溫波通過反應器整個床層后，再加量至 40、60t/h。 1.5.2.3高分見油后，投用高分液控，向低分切油，低 分油切至塔系統，裝置建立長循環，啟動 p4 建立塔底 循環，f2 點 4 個長明燈。 1.5.2.4

49、打通含硫污水出裝置流程，投用高、低分界控， 啟動 p5 向系統以 68t/h 的速度注軟化水。 1.5.2.5待進料量達 60t/h，并確認吸附溫波通過反應 器整個床層后，啟動注氨泵向 r1 出口注液氨 （150kg/h，泵行程 13.6mm） 1.5.2.6注氨開始后以 7/h 的速度提高反應入口溫度， 待 r2 入口溫度升至 200時，注氨量降至 100kg/h（泵 行程 10.4mm），r2 入口升溫速度控制為 6.5/h。（注:注 31 氨開始后每小時測循環氫 nh3中濃度變化及每半小時測酸 性水中氨濃度，當循環氫 nh3中濃度為 100ppm 或酸性水中 氨濃度達 0.5時，可降低液

50、氨注入量。） 1.5.2.7當 r1 入口溫度升至 310、r2 入口溫度 升至 300時，準備切換原料油。 1.5.2.8注氨鈍化過程升溫程序及注氨量 升溫速度（ /h） 注氨鈍化 階段 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切新鮮料操作 1.5.3.1罐區以 20nm3/h（原料油入裝置齒輪表為準） 的量送新鮮料入裝置，同時塔底油經不合格柴油返罐區線 向外切，以維持 d6 液面的穩定。 1.5.3.2穩定 2 小時后，再以 35、55、65nm3/h 的量混 新鮮料，每次提量間隔不小

51、于 2 小時。 1.5.3.3停止注氨，以 75nm3/h 的量進新鮮料，穩定 2 小時。 1.5.3.4c1 底升溫，調整各參數至設定值。分析精 制油氮含量和生成油密度變化情況，再根據分析結果適當 調整精制、裂化反應器溫度到所需要的精制和裂化深度。 1.5.3.5進入生產調節階段。 1.5.4注意事項: 1.5.4.1嚴格執行操作程序，任何階段的升溫速度不大 于 10/h。 32 1.5.4.2在注氨鈍化或切換新鮮料時，如果精制段任一 床層溫升超過 20，裂化段任一床層溫升超過 12，應 作如下處理: 、保持進料量 60/t/h。 、大打冷氫，急冷下面的熱點。 、降低反應器入口溫度。 、系統

52、壓力降低 1.5mpa。 如以上辦法仍不能使反應溫度降至控制范圍，則停止 進料，f1 熄火，必要時降低反應壓力。直至 r1/r2 床層溫度全部穩定在 310/300至少 2 小時，再重新升壓 進料。 1.5.4.3鈍化過程中，保持一定的 cs2注入量，以維持 循環氫中 h2s 濃度不小于 0.05。 2 裝置停工 2.1 裝置停工 2.1.1反應系統停工 2.1.1.1接到停工指令后,全裝置改為長循環,（通知調 度停送進料）。反應入口溫度以 1520/h 的速度降至 300,維持入口溫度,精制油循環 4 小時。 2.1.1.2降溫的同時 p1 出口流量以 5t/h 的速度降量 至 60t/h。

53、按程序停 p1,裝置由長循環改為短循環,按程 序停 p5,關閉各注水點閥門。 2.1.1.3停進料后維持反應入口溫度 300,氫氣吹掃 2 小時,吹掃時高分壓力控制在 6.0mpa。恒溫吹掃結束后,以 20/h 的速度提高反應入口溫度至 350,維持入口溫度, 熱氫帶油 10 小時（要求定期分析循環氫中 h2s 含量不小于 0.1（體）。 2.1.1.4熱氫帶油結束后,f1 出口以 30/h 的速度 33 降溫至 f1 熄火。降溫的同時,通知調度停送氫氣,機崗 按程序停 k1,高分以 1.01.5mpa/h 的速度泄壓（注:當 高分壓力低于 3.0mpa 前,反應器各點溫度不能低于 135）

54、。 2.1.1.5當反應床層最高點溫度低于 150或高分壓力 達 1.5mpa 時,按程序停 k2,高分油切至低分,系統泄壓至 0.30.5mpa,繼續降反應器各點溫度至 100以下。 2.1.1.6d5 引精氮,啟動 k1 機,反應系統升壓置換,控 制高分壓力 2.5mpa,啟動 k2 機,進行氮氣循環置換（置 換時稍開冷氫線、爐前混氫改造線及反飛動線, k1/1,k1/2 必須切換一次）。 2.1.1.7d1,d3 分別采樣分析,當氫氣+烴 0.6（體）置換結束,停 k1,k2。 2.1.1.8反應系統以 1.5mpa/h 的速度泄壓至常壓（利 用系統內氮氣置換新氫系統）。通知工程部門甩掉

55、 e2/14,變好再生流程,并按再生盲板表將系統隔離。 2.1.2分餾系統停工 2.1.2.1分餾系統的停工是在裝置改長循環的同時, f2 出口以 25/h 的速度降溫,當 f2 爐膛低于 250 時,f2 熄火。當 p1 停運時,分餾系統改為短循環。 2.1.2.2當 d4 抽空后,停 p2。 2.1.2.3c1 底溫小于 90時,停 p4,ec2,ec3。 2.1.2.4分餾系統短循環改為經不合格油返罐區線退油 至罐區,當 c1 抽空后停 p3。 2.2 裝置退油及水沖洗 2.2.1原料油系統退油及水沖洗 2.2.1.1啟動 p3 將 d6、d19 內油經不合格柴油 34 線返回罐區,先抽

56、空 d6 內油,余油分別從 d6 底排凝, p1 入口排凝排入大桶。 2.2.1.2當 d19 抽空后,停 p3。d19、sr1 余油 排入 d14 或大桶。 2.2.1.3p1 出口至混氫點管線及 e6 管程余油分別 由 p1 出口排凝、tic2194a 排凝、e6 管程間排凝排入 大桶。利用系統壓力稍開 tic2194a 付線閥將冷路油從底 排凝排入大桶。 2.2.1.4關閉原料油進裝置界區閥，在原料油進裝置齒 輪表排凝處將原料油進裝置管線中的油排入大桶。 2.2.2塔系統退油及水沖洗 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,當液位達

57、 100時啟動 p4,f2 系統充滿水后啟動 p3 沖洗管線 2.0 小時后停泵。 流程: 水p2c1 頂回流c1 石腦油出裝置線 lic2202 付線 界區 fiq2207 付線 35 c1p4f2 四路進料f2 c1 p3e6 殼程lic2201 付線ec3 -e10 fiq2104 付線 sr2 跨線 c1e2 殼程短循環線 硫化循環線 不合格柴油產品返罐區 合格柴油產品出裝置界區 注:水沖洗時備用泵必須切換一次。 石腦油、柴油采樣口排水無明油,停 p2 入口注 水,停 p2、p3,排凈 c1 存水。 水沖洗結束后打開所有管線低點排凝,排凈存水。 各容器、管線內存油由排凝排入大桶。 d1

58、3、d14 內油由污油泵送回罐區。 2.3 裝置吹掃 2.3.1吹掃注意事項: 2.3.1.1引蒸汽前應先脫水,防止水擊。蒸汽經過處各 低點排凝應打開。 2.3.1.2控制閥、計量儀表應通知儀表、計量等單位拆 除,各引壓點、沉筒排凝等要打開通過蒸汽。 2.3.1.3蒸汽吹掃原則不通過泵體,熱油泵可以稍開閥 門,適當通過蒸汽,絕不可以大量吹汽,以免吹壞密封。 2.3.1.4吹掃時設備要有足夠的排汽口,要注意檢查系 統壓力,以防超壓。 36 2.3.1.5凡有支路的管線要交替吹掃,然后同時向同一 方向吹掃。 2.3.1.6設備、管線在吹掃結束后,低點排凝打開,放凈 管線、設備中的存水。 2.3.2

59、原料系統蒸汽吹掃、蒸煮 2.3.2.1準備工作 2.3.2.1.1 原料油入裝置界區閥后法蘭加盲板（加半個墊） 。 2.3.2.1.2原料油返罐區界區閥前法蘭加盲板（加半個 墊）。 2.3.2.1.3柴油產品出裝置界區閥前法蘭加盲板（加半 個墊）。 2.3.2.1.4不合格柴油產品出裝置界區閥前法蘭加盲板 （加半個墊）。 37 2.3.2.2由 sr1/1、2 管、殼程同時引蒸汽吹掃。 流程: 長循環線柴油產品出裝置 界區排放 不合格柴油產品 出裝置界區排放 pic2101 付線bd 蒸汽sr1d19d6p1 入口排凝排放 退油線p3 入口排放 退油線 lic2101 付線fiq2101 付線

60、原料油入裝 置線界區排放 原料油返罐 區線界區排放 開 p1 試泵線吹掃高壓原料油線: 流程:d19 蒸汽p1 試泵線fic2102 付線e6(管) tic2194a 底排凝排放 2.3.2.3吹掃合格后關閉以下閥門:長循環線閥, fiq2101 付線閥,退油線閥,p1 試泵線閥。 2.3.3d2 系統吹掃 2.3.3.1準備工作: 2.3.3.1.1 d2 底排凝接臨時蒸汽線。 2.3.3.1.2 低分氣出裝置界區閥前法蘭加盲板（加半個墊） 。 2.3.3.1.3 含硫污水出裝置界區閥前法蘭加盲板（加半個 墊）。 2.3.3.1.4 d1 液控閥拆下。 38 2.3.3.2由 d2 底臨時蒸