80万吨蜡油加氢精制装置操作规程炼油装置操作规程操作手册蜡油加氢精制操作规程.doc

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1、8080 万吨万吨/ /年蜡油加氢精制年蜡油加氢精制 操作规程操作规程 目录- 1 - 目录 第一章第一章 工艺技术规程工艺技术规程.1 第一节 设计依据1 第二节 装置概况、特点及工艺原理1 第三节 工艺流程说明9 第四节工艺指标11 第五节 原材料指标12 第六节 公用工程（水、电、汽、风等）指标15 第七节 主要操作条件及质量指标16 第八节 原材料消耗、公用工程消耗、能耗计算指标与节能措施17 第九节 生产控制化验分析18 第十节 装置内外关系21 第二章第二章 岗位操作规程岗位操作规程.23 第一节 反应部分操作规程23 第二节 分馏部分操作规程50 第四节 产品质量控制规程71 第

2、三章第三章 开停工规程开停工规程.74 第一节 装置开工规程.74 第二节 装置停工规程148 第四章第四章 设备操作规程设备操作规程.180 第五章第五章 事故处理规程事故处理规程.181 第一节 事故处理总则181 第二节 事故处理状态182 第三节 紧急停工方法182 第四节 事故处理预案193 第五节 停电事故处理230 第六节 晃电事故处理233 第七节 仪表风中断236 第八节 循环冷却水中断238 第九节 装置火灾事故处理方案241 第十节 装置 0.8MPA氮气中断事故处理方案252 第十一节 DCS 前台死机事故处理预案252 第十二节 DCS 后台死机事故处理预案255 第

3、六章第六章 仪表控制系统仪表控制系统.260 第一节 控制系统概述260 第二节 仪表系统概述263 第三节 控制回路说明.268 第七章第七章 操作规定操作规定.278 第一节 长期操作规定278 第二节 临时操作规定281 第八章第八章 安全生产及环境保护安全生产及环境保护.282 第一节 安全知识282 第二节 安全规定301 第四节 本装置易燃易爆物质的安全性质、爆炸范围、闪点、自燃点328 第五节 本装置主要有害物质的性质：329 目录- 2 - 第六节 装置污染物主要排放部位和排放的主要污染物329 第七节 环境保护知识330 第九章第九章 附附录录.330 第一章 工艺技术规程

4、第一节 设计依据 1、 山东海化集团 80 万吨/年重油催化项目可行性研究报告 2、山东海化集团有限公司提供的有关基础技术资料； 3、 山东海化集团石化分公司 80 万吨/年重油催化项目设计协调会会议纪要 4、 山东海化集团石化分公司 80 万吨/年重油催化项目设计合同 第二节 装置概况、特点及工艺原理 中国海洋石油海化石化分公司 80 万吨/年蜡油加氢装置是以常减压装置的减二线蜡油和减三 线蜡油以及原料车间蜡油为原料，精制过程是在临氢及一定的温度、压力和催化剂的作用下， 脱除原料中的含硫、含氮、含氧化合物中的硫、氮、氧杂原子从而改善油品的质量脱除原料中的含硫、含氮、含氧化合物中的硫、氮、氧杂

5、原子从而改善油品的质量。对于二次 加工产品来说，可使油品中的烯烃、二烯烃 和以及芳烃加氢。与其他油品精制相比较，加氢 精制具有产品收率高质量好的特点。蜡油是原料经二次加工以后得到的产品，它含有较多的硫、 氮、氧化合物和烯烃，这些杂质在油品贮存过程中，极不稳定，胶质很快增加，颜色急剧加深， 严重影响油品的贮存安定性和燃烧性能，因此，二次加工油品，必须经过加氢精制，除去含硫、 氮、氧化合物和不稳定物质（烯烃） ，获取安定性和质量都好的优质产品。 1 装置概况 1）装置规模：该装置加工减二线蜡油、减三线蜡油和焦化蜡油的混合原料 80 万吨/年。年 开工时间为 8400 小时。 2）装置组成：该装置主

6、要由反应部分、分馏部分、循环氢脱硫部分和公用工程以及辅助系 统等部分组成。其中反应部分可以分为原料预处理系统、原料升压系统、原料及氢气换热和加 热系统、反应器系统、反应产物分离系统、循环氢脱硫系统、循环氢压缩机系统和补充氢压缩 机系统、注水系统。分馏部分也可以分为脱丁烷塔系统、主分馏塔系统、柴油汽提塔和中段回 流系统、以及产品冷却系统等组成。 4）主要产品及副产品（按照初期工况）： 气体： 3734Kg/h 石脑油产品 1500Kg/h 柴油产品11300Kg/h 加氢蜡油产品79477Kg/h 5）设备概况 ： 设备台数（注：不包括热工专业设备） 序 号 名称台数备注 1塔4 序 号 名称台

7、数备注 2冷换设备22 3空冷器10 4加热炉2 5主要容器21 6机泵29 7透平1 8反应器1 9压缩机3 10原料过滤器1 套 12其它小型设备5含风机、吊车 小计108 6）消耗指标： 序号项目单位数量备注 1循环冷水t/h607连续、最大755t/h 2脱氧水t/h20连续 4电（6000V）kw3166轴功率 5电（6000V）kw3166轴功率 6凝结水t/h-2.5外送 71.0MPa蒸汽t/h7.0连续 8仪表风m3n/min3连续 90.6mpa氮气m3n/h10连续 10燃料t/h0.9连续 7）总能耗：1194 MJ/t(原料)即 。 8）占地面积：总占地 1.28 公

8、顷。 2 装置特点 1）反应部分采用炉前混氢流程，操作方便流程简单，传热效率高。 2）高压换热流程采用汽液两相流混合换热流程，具有传热系数高、换热不易结焦、节省换热面 积等优点。 3）该装置反应产物分离流程采用热高分流程，减少换热面积，有利于装置能耗的降低。 4）设置循环氢脱硫单元，可降低设备腐蚀、提高循环氢的氢纯度，减少废氢的排放。 5）采用原料自动反冲洗过滤器，防止原料中固体杂质携带入反应器床层，过早造成压降。 6）分馏部分采用双塔汽提流程，设置分馏进料加热炉与加氢炉“二合一”共用一个对流段。 7）采用循环氢凝聚分液器，在保证循环氢分液的同时，降低设备投资。 8 催化剂湿法硫化。 3 工艺

9、原理 加氢精制过程是在临氢及一定的温度、压力和催化剂的作用下，脱除原料中的含硫、含氮、 含氧化合物中的硫、氮、氧杂原子从而改善油品的质量。对于二次加工产品来说，可使油品中 的烯烃、二烯烃 和以及芳烃加氢。与其他油品精制相比较，加氢精制具有产品收率高质量好 的特点。蜡油是原料经二次加工以后得到的产品，它含有较多的硫、氮、氧化合物和烯烃，这 些杂质在油品贮存过程中，极不稳定，胶质很快增加，颜色急剧加深，严重影响油品的贮存安 定性和燃烧性能，因此，二次加工油品，必须经过加氢精制，除去含硫、氮、氧化合物和不稳 定物质（烯烃） ，获取安定性和质量都好的优质产品。 3.1 加氢精制中的化学反应 石油馏分是

10、由多种烃类和非烃类组成的复杂混合物。因此，在加氢精制过程中，会有多种 反应发生，但主要有以下几种反应发生。 3.1.1 加氢脱硫反应 原料油中的含硫化合物主要是：硫醇、硫醚、二硫化物和噻吩等，在加氢的条件下，它们 转化为相应的烃类和硫化氢，从而把硫除去： 1)硫醇 硫醇加氢反应时，发生 CS 键断裂： RSH+H2RH+ H2S 2)硫醚 硫醚加氢反应时，首先生成硫醇，再进一步脱硫： RSR+ H2RSH+RH RSH+ H2 RH+ H2S 3)二硫化物 二硫化物加氢反应时，首先发生 SS 键断裂，生成硫醇，再进一步发生 CS 键断裂，脱 去硫化氢。在氢气不足的条件下，硫醇也可以转化成硫醚：

11、 RSSR+ H2 2RSH 2RSH+H2 2RH+H2S 4)噻吩 噻吩加氢反应时，首先是杂环加氢饱和，然后是 CS 键开环断裂生成硫醇，最后生成丁烷。 3.1.2 加氢脱氮反应 含氮化合物对产品质量的稳定性有较大危害，并且在燃烧时会排放出 NOX污染环境。石油馏 分中的含氮化合物主要是杂环化合物，非杂环化合物较少。杂环氮化物又可分为非碱性杂环化 合物(如吡咯)和碱性杂环化合物(如吡啶)。 1)非杂环化合物 非杂环氮化合物加氢反应时脱氮比较容易，如脂族胺类（RNH2） 。 RNH2+H2RHNH3 2)非碱性杂环氮化物（如吡咯） 吡咯加氢脱氮包括五元环加氢、四氢吡咯中的 CN 键断裂以及正

12、丁胺的脱氮等步骤。 3)碱性杂环氮化物如（吡啶） 吡啶加氢脱氮也经历六元环加氢饱和、开环和脱氮等步骤。 3.1.3 含氧化合物的加氢反应 石油馏分中的含氧化合物主要是环烷酸和酚类。这些氧化物加氢反应时转化成水和烃。 1)环烷酸 环烷酸在加氢条件下进行脱羧基或羧基转化为甲基的反应。 2)苯酚 苯酚中的 C-O 键较稳定，要在较苛刻的条件下才能反应。 3.1.4 烯烃饱和反应 烯烃的加氢速度很快，二烯烃加氢速度比单烯烃快，原料油中的烯烃在加氢精制条件下得 到饱和，生成烷烃。烯烃都很容易加氢饱和，但烯烃加氢饱和反应是放热反应，在不饱和烃含 量高的油品加氢时，要注意反应器床层温度的控制。 1)单烯烃：

13、 CnH2n + H2 CnH2n+2 2)双烯烃： CnH2n-2 + 2H2 CnH2n+2 3.1.5 芳烃和稠环芳烃的加氢反应 芳烃加氢主要是稠环芳烃部分加氢饱和。稠环芳烃的第一个芳香环的加氢反应速度比苯高，但 第二第三个芳香环继续加氢时的反应速度依次急剧降低，芳香烃上带有烷基侧链会使芳香环的 加氢更困难。在一般加氢条件下，单环芳烃加氢十分困难。 3.1.6 轻度的加氢反应 当加氢精制条件适当时，加氢反应较轻微，而深度加氢精制时，则加氢反应很显著。 C10H22 + H2 C5H12 + C5H12 R + H2 + RH 在加氢精制时，加氢反应是不希望的，要限制这类反应。除选用适宜的

14、加氢催化剂外，根 据实际尽可能降低反应温度。 3.1.7 脱金属反应 油品中的重金属有机化合物(如砷、铜、汞、铅等)在高温并有催化剂的作用下，与 H2S 反应 成金属硫化物沉积在催化剂的表面。 在实际反应中，以上几种反应都以不同的速度进行，从而使产品有不同的精制效果。它们 的相对速度次序大至为：烯烃饱和脱硫脱氧多环芳烃加氢脱氮单环芳烃加氢饱和加氢。 在加氢的反应过程中，除了上述几种反应外，还有脱卤素、聚合反应等。 3.2 影响加氢反应的因素 汽柴油加氢精制的作用主要是脱硫、脱氮，脱氧和烯烃饱和。在馏分油加氢精制过程中， 加氢脱氮的难度远远超过加氢脱硫和烯烃饱和，而且馏分越重脱氮的难度越大。加氢

15、精制反应 速度的快慢一般有以下规律： 脱金属二烯烃饱和脱硫脱氧单烯烃饱和脱金属二烯烃饱和脱硫脱氧单烯烃饱和 多环芳烃加氢脱氮单环芳烃饱和多环芳烃加氢脱氮单环芳烃饱和 加氢加氢 柴油加氢精制过程中，所进行的反应与操作条件有很大关系。加氢精制反应对产品质量的 调节以反应温度反应温度为主要调节手段。空速、压力、氢纯度、氢油比等指标一般调节幅度不大，反 应系统的操作要掌握好原料性质，控制好加热炉的平衡操作，降低装置能耗，控制好反应温度 与反应压力，使装置平稳、安全长周期运行。 3.2.1 原料油性质 原料油含硫含氮氮量越高，反应热越大，温度容易升高，蜡油的不饱和烃含量较高，反应放 热更大，耗氢也高。如

16、果原料油性质变化过大，就会出现床层温度波动的情况，本装置要求正 常生产时催化剂床层最高温度不能超过 420。 当原料油带水进入反应系统时，会使反应器入口温度下降，造成反应系统压力波动、催化 剂强度降低，这时应迅速通知上游装置或罐区加强切水，如果这种情况严重，则要及时汇报调 度，暂时停止反应进料，装置反应系统维持气体循环，分馏系统改油循环。 3.2.2 反应温度 反应温度是柴油加氢过程最重要的调节参数。提高反应温度，加快脱硫和脱金属等反应速 度，提高了加氢过程的杂质脱除率。另一方面，提高反应温度，虽然能提高加氢反应活性，但 也加快生焦积炭反应速度。过快的提温速度，将缩短催化剂的使用寿命，因此，在

17、保证产品质 量的前提下应尽可能的降低反应温度，严格控制装置的提温速率。由于加氢反应是放热反应放热反应， 催化剂床层温度会逐步升高，当催化剂床层温度太高时，在两个床层之间引入冷氢，可降低床 层温度。 3.2.3 反应压力 反应压力的影响是通过氢分压来体现的。反应系统中的氢分压决定于操作压力、氢油比、 循环氢及新氢纯度及新氢量。 3.2.3.1 反应氢分压 反应氢分压是根据催化剂的性能、原料油的性质以及对产品质量要求和设备情况决定的。 在其它条件一定时，提高反应氢分压，可促使加氢反应的进行，烯烃和芳烃的加氢速度加快， 脱硫、脱氮率提高，故所得产品的溴价低，含硫、含氮化合物少，油品安定性好，同时还可

18、在 一定范围内防止或减少催化剂结焦，有利于保持催化剂活性，提高催化剂的稳定性。 3.2.3.2 系统压力 系统压力波动会影响反应进料量、氢油比和反应深度，会影响反应温度，以致影响加氢过 程，系统压力主要受到重整装置供氢的影响及本装置新氢压缩机的运行工况的影响；反应压力 不作为调节手段。 3.2.4 反应空速 空速是指单位时间内，单位体积空速是指单位时间内，单位体积(或重量或重量)催化剂所通过原料油的体积催化剂所通过原料油的体积(或重量或重量)。在不影响原 料油转化深度的前提下，应尽量提高空速，达到优质多产的目的。本装置设计空速为 1.8h-1(体 积空速)。 一般说来，在反应温度、压力一定的条

19、件下，空速增加，原料油加氢深度及加氢深度下降， 产品中含硫量、含氮量及产品溴价增加，产品质量变差。空速降低，加氢反应深度加深，空速 过低可能造成偏流。当改变操作条件时，若反应进料量加大，会因反应放热量增加而使床层温 度上升；反应进料量减少，会使床层温度下降。 。 在调节反应进料量时，应以先提量后提温，先降温后降量为原则。正常生产时，提降量的 速度应控制在不大于 20th。 反应进料量出现波动，多数是由于反应进料流控仪表故障，此时可改手动控制或视情况改 现场副线控制，并联系仪表工处理仪表。 3.2.5 氢油比 氢油比指的是工作氢气的体积(在标准状态下)和工作油料的体积(一般按进料温度的条件下 的

20、体积或冷油体积)之比。当循环氢纯度不变时，氢油比大小主要由循环氢量大小决定，增大循 环氢量，即是提高氢油比。当循环氢量出现变化或波动时，一般是由于循环机负荷变化、循环 氢组成变化或仪表故障引起。当循环氢纯度提高而致使密度变轻时，仪表显示循环氢流量变低， 此时可通过换算才能知道实际循环氢流量。仪表本身及其附件或引线堵时，也会使仪表显示循 环氢流量不准确，此时要联系仪表工全面检查处理。提高循环氢纯度及使用高纯度的新氢、降 低反应进料量，也可以提高氢油比。本装置设计氢油比为 450：1，采用较大的氢油比有如下好 处： 好处好处 1)大量的循环气体可以及时在把反应热从系统带出，使反应器催化剂床层温度容

21、易控制 平稳。 2)可以保持系统有足够的氢分压，使加氢反应易于进行。 3)过剩氢气可以起着保护催化剂表面的作用，在一定范围内，可以防止油料在催化剂表 面缩合结焦。 缺点缺点 能耗增加，系统压降增大。工作氢量进一步提高，使油品和催化剂的接触时间缩短， 从而导致反应深度下降。 3.2.6 氢气纯度 反应系统压力不变时，氢纯度越高，氢分压也越高，越有利于加氢反应的进行，所以应尽 量使用高纯度新氢及尽量提高循环氢的氢纯度，达到延长催化剂寿命的效果。新氢中含有的 CO 和 H2 会发生甲烷化反应并放出大量的热，所以，新氢中 CO 含量增加，会使床层温度升高。 CO 十 3H2CH4十 H20 十 214

22、.76 千焦摩尔分子 反应的结果不仅消耗了氢气，并且放出大量热使反应器催化剂床层有更大温升，破坏反应 平衡，同时，生成的水蒸汽为极性化合物，优先吸附于催化剂的活性中心，妨碍催化剂的发生 催化作用。 由于其反应产物 CH4和 CO2在系统中的积累，可使循环氢的纯度降低。CH4在加氢反应中不 大起作用，但 CO2与加氢反应中生成的 NH3容易生成(NH4)2CO3，在低于 170 的管道、容器中， 容易形成结晶析出，堵塞了管道而增大压差，甚至迫使装置停工。 O2的存在是一个危险因素，O2和 H2反应并放热： O2十 2H2 2H2O 十 241.86 千焦克分子(摩尔) 新氢中混入大量 O2时，会

23、使反应温度突然升高，压力骤增，严重时会发生爆炸事故。在置 换时，要求系统 O2含量360 比重（15.6 /15.6） ， g/cm3 ASTM D12980.7330.7350.8670.8700.889 0.8 93 总硫，ppm ASTM D12660.5 MPa (G) 温度 环境温度 常压露点-40 5 N2 低压 N2 压力 0.6MPa 6 燃料气 压力 0.30.6MPa 温度 40 第七节 主要操作条件及质量指标 1 反应部分 反应器主要工艺操作条件 项目初期末期 进料量 t/h95.238 保护剂体积空速，h-110.0 精制催化剂体积空速，h-11.0 催化剂装填量 m3

24、112.3 反应器入口气油体积比450 精制催化剂的平均反应温度，376399 催化剂入口温度，355380380404 催化剂出口温度，375385398407 反应器入口氢分压，MPa(g)8.08.0 热高压分离器 V-3104 操作压力9.8MPa(G) 操作温度260 冷高压分离器 V-3105 操作压力9.6MPa(G) 操作温度50 热低压分离器 V-3108 操作压力2.0MPa(G) 操作温度260 冷低压分离器 V-3107 操作压力1.9MPa(G) 操作温度50 循环氢脱硫塔 T3101 操作压力9.5MPa(G) 操作温度45 新氢压缩机 入口压力2.1MPa(G)

25、入口压力11.1MPa(G) 入口温度40 新氢压缩机 入口压力9.5MPa(G) 入口压力11.1MPa(G) 入口温度45 2 分馏部分 脱丁烷塔 T3201 塔顶压力0.7MPa(G) 冷低分油进塔温度264 热低分油进塔温度280 塔顶操作温度115 分馏塔 T3202 塔顶压力0.25 MPa(G) 进料温度375 柴油抽出温度281 第八节 原材料消耗、公用工程消耗、能耗计算指标与节能措施 1 公用工程消耗及辅助材料等的数量、规格： 公用工程消耗汇总表 序号项目单位消耗量备 注 1循环冷水t/h601连续 2新鲜水t/h0.2/10正常/间断最大量 3燃料气t/h0.819连续 4

26、除氧水t/h8/27连续/间断最大量 5电（6000V）kw2680/3075轴功率/电机功率 6电（380V）kw598/742轴功率/电机功率 71.0MPa蒸汽t/h-3.3连续（自用4.5t/h） 8凝结水t/h-2.5连续，外输 9非净化压缩空气Nm3/h120间断 10净化压缩空气Nm3/h150连续 110.6MPa氮气Nm3/h15连续 12高压氮气Nm320000分三四次用 2 催化剂及化学药剂 催化剂及化学药剂消耗汇总表 序号名 称型号或规格单 位一次装入量备 注 1 催化剂 RN-10t91.8 精制剂 2 支撑剂 RG-1t9.2 保护剂 3 硫化剂 DMDSt12.0

27、 催化剂硫化 4 瓷球 t18.8 第九节 生产控制化验分析 分析化验项目、分析方法和频次 序号取样名称分析项目分析方法控制指标分析次数备注 1原料油比重 d204GB/T2540实测3 次/日 馏程, GB/T9168 (ASTM D1160) 不定期 硫 PPMGB/T3803 次/日 序号取样名称分析项目分析方法控制指标分析次数备注 氮,PPMGB/T176743 次/日 碱氮,PPMSH/T01623 次/日 氯化物GB/T186123 次/日 残炭GB/T2683 次/日 金属含量GB/T186083 次/日 运动粘度 20 mm2/s GB/T265不定期 酸度, mgKOH/10

28、0ml GB/T264不定期 凝固点,GB/T510不定期 分子量不定期 全分析不定期 2柴油产品比重 d204GB/T1884实测3 次/日 折光 N20D阿贝折光仪不定期 运动粘度 20 mm2/s GB/T2653.0-8.0不定期 硫 PPMGB/T3802000不定期 氮,PPMGB/T17674不定期 溴价,gBr/100gSH/T06306不定期 二烯值,gl/100ml不定期 酸度, mgKOH/100ml GB/T2585不定期 实际胶质, mg/100ml GB/T50930不定期 凝固点,GB/T5100不定期 闪点 ,（闭口） GB/T26165不定期 苯胺点,GB/T

29、262不定期 10%残炭GB/T2680.3不定期 十六烷值GB/T386不定期 馏程GB/T6536不定期 贮存安全性（ 100， 16Hr） SH/T0238不定期 沉渣 ,mg/100ml不定期 全分析不定期 序号取样名称分析项目分析方法控制指标分析次数备注 3石脑油比重 d204GB/T1884实测3 次/日 馏程GB/T6536（ASTM D86） 不定期 粘度GB/T265不定期 辛烷值GB/T503不定期 芳烃潜含量GB/T11132不定期 族组成GB/T11132不定期 氮含量GB/T17674不定期 烷烃和环烷烃 V%GB/T11132不定期 烯烃%GB/T11132不定期

30、硫 PPMGB/T380不定期 砷 g/kgSH/T0629不定期 全分析不定期 6产品蜡油比重GB/T1884实测3 次/日 馏程GB/T9168（ASTM D1160） 不定期 BMCI 值3 次/日 粘度GB/T265不定期 硫 PPMGB/T3803 次/日 氮 PPMGB/T176743 次/日 倾点，GB/T3535不定期 残炭 w%GB/T268不定期 芳烃含量GB/T11132不定期 烷烃含量GB/T11132不定期 全分析不定期 7液态烃组成分析SH/T02303 次/日 8新氢组成分析GB/T7445实测3 次/日 9循环氢组成分析实测3 次/日 10燃料气组成分析GB/T

31、13610实测不定期 11含硫酸性水H2S 含量HJ/T60不定期 序号取样名称分析项目分析方法控制指标分析次数备注 NH3含量GB/T7478不定期蒸馏和滴 定法 12注水氧含量1 次/周 非挥发残余物1 次/周 硬度 （Ca+Mg） ASTM D11261 次/周 NH31 次/周 H2S1 次/周 氯化物ASTM D5121 次/周 13系统氧含量氧含量 奥氏气体分析仪不定期 开工时 CO2奥氏气体分析仪不定期 CO奥氏气体分析仪不定期 14酸性气组成分析色谱实测不定期 15高分排放气组成分析色谱实测3 次/日 16冷低分油密度ASTM D1298需要时 馏程ASTM D1160需要时

32、17热低分油密度ASTM D1298需要时 馏程ASTM D1160需要时 第十节 装置内外关系 常减压蜡油和焦化蜡油都从罐区来，补充氢来自制氢氢气管网，装置内设置补充氢压力高 排放至瓦斯系统的措施。加氢精制蜡油出装置，经过空冷器冷却后至罐区，石脑油分出装置， 经过水冷器冷却后去罐区。 装置对外关系（包括开停工和正常操作） 在正常操作时装置原料油是来自罐区的常减压蜡油和原料车间蜡油。开工原料自罐区来,氢 气自系统管网来。 装置液体产品用泵送出装置，气体产品去脱硫装置。 装置加热炉所需燃料气来自管网。 装置生产及照明用电由总变电站供给。 装置内循环冷水、循环热水、新鲜水、消防水均为带压进出。 装

33、置内排出的含硫酸性水、含油酸性水分别送至装置外统一处理，不在装置内处理。 装置用 N2由系统由 0.6MPa(g)和 4.0MPa(g)两个等级供给，设二根供 N2线。 该装置有 3.5MPa(g)蒸汽、1.0MPa(g)蒸汽二个等级的蒸汽管线。 非净化风由全厂系统供给，供服务点、开停工及检修用。 净化风由系统管网供给。 除氧水由系统供给。 装置紧急放空及安全阀等排放的含有烃类、氢气等介质的气体均排至火炬管线与本厂火炬 系统总管相连。 第二章 岗位操作规程 第一节 反应部分操作规程 1 反应系统操作原则 1）加氢装置为放热的加氢反应，在事故处理、开工或正常操作时应遵循先降温后降量，先提量 后提

34、温原则。 2）内操在操作中应进行少量多次的调整，每次调整应等稳定后进行下一次调整。任何一个调整 应遵循相关操作规程、装置操作法、工艺卡片和事故预案。 3）对产生非正常工况的原因要正确分析及时处理，不得因误操作使事态扩大，努力减小影响范 围，减少事故损失，做到不蔓延、不跑串、不超温、不超压、不爆炸。 4）装置危急人身安全、反应器床层任何温度达到 420或超过正常操作温度 28，并且有继续 上升趋势时，当班班长有权作紧急泄压处理并立即汇报调度。 5）所有操作人员都必须彻底了解装置保护联锁系统的原理和动作情况，在发生事故时能熟练、 及时、准确地使用。在正常操作中，所有安全自保联锁系统应尽可能投用。

35、6）在发生、即将发生装置重大泄漏、着火或者任何导致装置安全运转受到严重威胁和破坏的情 况时，当班班长在汇报调度后有权作紧急泄压处理。 7）在出现各种事故时，内操人员应及时通知调度、仪表、电气、设备、装置主管等相关人员。 出现问题及时向相关人员汇报，争取把事故扼杀在萌芽状态。 8）外操在巡检中发现问题应及时向内操和班长汇报，争取当班问题当班解决。内外操应经常联 系和沟通，共同维护装置安稳运行。 9）外操在切泵、停泵、开泵、排液切水、点炉灭炉、改动流程、停用或投用设备等操作时，应 首先和内操联系，等内操发出指令后，才能进行操作，操作中内外操应加强联系。内操应在外 操操作前，将相关调节阀调节器打到手

36、动位置，避免大的波动。 2 操作因素分析 反应系统的目的是：在一定温度、一定氢分压、有催化剂的条件下，使原料油反应生成所 需要的产物，并在高低分系统中使循环氢与生成油得以分离。反应温度、空速和氢分压是反应 系统的主要操作条件，氢油比也是影响操作的主要因素。 2.1 温度 反应温度是加氢过程的主要工艺参数之一。加氢装置在操作压力、体积空速和氢油体积比 确定之后，反应温度则是最灵活、有效的调控手段。通过调节反应温度对反应深度进行控制。 反应温度与反应深度两者之间具有良好的线性关系，加氢的平均反应温度相对较高，加氢 脱硫、加氢脱氮及芳烃加氢饱，都是强放热反应。因此，有效控制床层温升是十分重要的。一

37、般用反应器入口温度控制第一床层的温升；采用床层之间的急冷氢量调节下部床层的入口温度 控制其床层温升，并且尽量控制各床层的入口温度相差不大，使之达到预期的精制效果和深度， 并维持长期稳定运转，以有利于延长催化剂的使用寿命。在催化剂生焦积碳缓慢失活的情况下， 通过循序渐进地提温，是行之有效的控制操作方法。 床层温度的控制通过调节加热炉 F3101 出口温度，继而调节反应器入口温度，从而控制反 应器第一床层的反应温度，另有冷氢对一床温度加以控制；下反应床层通过调节催化剂床层冷 氢注入量，控制催化剂下床层温升在合理的范围内。 温度通常由各床层的加权平均温度温度来表示。 2.2 氢分压 反应压力是加氢工

38、艺过程中的重要参数。反应压力越高对加氢工艺过程化学反应越有利。 在加氢过程中，有主要意义的不是总压力，而是氢分压。提高反应压力，在循环氢浓度不变情 况下，即提高了氢分压。 1)对受平衡限制的芳烃加氢反应，压力的影响尤为明显。 2)对于加氢脱硫和烯烃的加氢饱和反应，在压力不太高时就可以达到较高的转化深度。 3)而对于馏份油的加氢脱氮，由于比加氢脱硫困难，因此需要提高压力。脱氮反应需要先 进行氮杂环的加氢饱和所致，而提高压力可显著地提高芳烃的加氢饱和反应速度。 4)对于气液相加氢反应来说，反应压力高，氢分压也高，使加氢反应速度提高，总的加 氢深度提高。 5)）一般来说，原料越重，所需反应压力越高。

39、此外，提高压力还有利于减少缩合和叠合 反应的发生，抑制焦炭生成而减缓催化剂失活，延长装置运转周期。 反应氢分压是影响产品质量的最重要因素，重质原料在轻质化过程中进行脱硫、脱氮、烯 烃和芳烃饱和等加氢反应，可大大改变产品质量。 2.3 空速 对于一定量的催化剂，加大新原料的进料速度将增大空速，与此同时，为确保恒定的加氢 深度，就需要提高催化剂的温度。提高催化剂的温度将导致结焦速度的加快，因此，会缩短催 化剂的运行周期。如果空速超出设计值很多，那么催化剂的失活速度将很快，变得不可接受。 空速小，油品停留时间长，在温度和压力不变的情况下，则裂解反应加剧、选择性差，气体收 率增大，而且油分子在催化剂床

40、层中停留的时间延长，综合结焦的机会也随之增加。 2.4 氢油比 加氢过程而言，控制合理的氢油比非常关键，提高氢油比等同于提高氢分压，氢油比越大， 对加氢反应越有利，如果氢油比降低，催化剂结焦的可能性增大，缩短了催化剂的寿命，氢气 的作用是保证烯烃和芳烃的饱和。还要确保防止过多的裂解缩聚反应，以避免结焦。由于这个 原因，装置长时间处于低于设计氢油比的状态下运行将加快催化剂的失活并缩短催化剂的再生 周期。 如果氢油比降低，意味着系统压力的降低或循环气的纯度降低，会剧烈地影响产品的芳烃 含量。对于柴油产品的芳烃含量的影响更是如此，这将影响柴油产品的发烟点。氢油比的提高 受到动力消耗大，运行成本以及设

41、备能力的限制。 3 岗位管辖范围 原料系统、反应器系统、高压换热器和空冷器、高低分、循环氢系统的所有静设备和工艺 管线；加热炉 F3101 系统；注水、注剂等系统的静设备和工艺管线及所有进入反应区域的工艺 管线均属本岗位管辖，包括本岗位的消防及安全设施。 4 原料油部分的主要操作 4.1 原料油部分的操作目标 本装置设原料缓冲罐 V3101 和滤后原料缓冲罐 V3102 两个原料油罐，对原料油罐的操作应 主要做好以下几点： 1)应控制好原料油罐的液位。 2)控制好原料油罐的气封压力，防止原料油氧化，防止气封压力过高及过低甚至负压。 3)开好原料油过滤器 ，防止25m 的污染物进入床层，沉积在催

42、化剂表面、堵塞催化 剂孔道。 4.2 控制指标及调节方法 4.2.1 V3101 液位控制 1)控制指标 V3101 液位 LIC3101：5020。 2)相关参数 原料蜡油来量、V3101 气封压力。 3)控制方法 V3101 液位变送器 LT3101 传送信号至原料调节阀 FIC3105，正常时通过调节 FIC3105 的开 度来调节 V3101 液位的高低。 V3101 原料蜡油来 FV3101 LIC 3101 开工柴油自罐区来 LT 3101 4)异常调整 现象现象影响因素影响因素处理方法处理方法 反应进料量持续下降 反应进料流量调节 FIC3105 改手动操作，逐渐增加 FIC31

43、05 的 OP 值， 恢复进料流量至正常V3101 液位 持续上涨 P3101 抽空 切换至备用泵，查明抽空原因，如是工艺问题，应排 出问题后使泵达到备用状态，如是机械问题，将泵切 除放空后，联系维修处理故障泵 仪表指示故障联系仪表处理 原料蜡油来量减少向汇报情况，联系油品车间恢复原料蜡油来量至正常 V3101 液位 持续下滑 反应进料量持续升高 反应进料流量调节器 FIC3105 改手动操作，逐渐降低 FIC3105 的 OP 值，恢复进料流量至正常 V3101 气封压力波动 V3101 气封压力乃火炬总管压力，汇报调度联系火炬 岗位查找原因。 V3101 液位 波动 原料蜡油来量波动向调度

44、室汇报情况，联系原料车间控稳汽柴油来量 4.2.2 V3101 压力控制 1)控制指标 P3101/3102 压力设计为火炬气自压，为火炬总管压力 2)相关参数 火炬总管压力 3)控制方法及注意事项 当高压系统驰放气较大时应手动关小火炬联通线手阀，保证原料罐压力不超过设计压力。 4.2.3 V3102 液位控制 1)控制指标 V3102 液位波动：6010 2)相关参数 原料蜡油来量，反应系统进料量，原料过滤器反冲洗频率。 3)控制方法 由液位调节器 LIC3102 自动调节，控制 V-3102 液位在控制指标范围内，V-3102 设有低液 位联锁 LA3104，由 V-3102 液位计 LS

45、3104 测得的液位值为信号源，联锁停进料升压泵 P3102/A、B。 D3102 D3101来LV3102 LIC 3102LY 3102 LS 3103 LT 3102 LS 3104 LA 3105 LA 3104 4)异常调整 现象引起的原因处理方法 反应进料提量过快控稳反应进料提量速度 反冲洗持续频繁 查明原因： 1)若原料太脏，向调度室汇报情况，协调处理，或 请示调度室，得到允许后，反应适当降低进料量或改 入部分产品蜡油循环； 2)若仪表故障， 改手动操作，联系仪表处理正常后 改回自动 反冲洗阀未复位 现场复位反冲洗阀，若无法复位，则关闭该组过滤器 反冲洗阀，联系维修处理，正常后投

46、用该组反冲洗阀 LIC3102 故障LIC3102 改手动调节，联系仪表处理 V3102 液位 持续下降 P-3101 抽空或故障停泵 切换至备用泵，查明抽空原因： 1)若是工艺问题，应排出问题后恢复至备用状态； 2)若是机械问题，将泵切除放空后，联系维修处理 故障泵，处理完毕验收合格后，恢复至备用状态 反应进料降量过快控稳反应进料降量速度 LIC3102 故障LIC3102 改手动调节，联系仪表处理 P3102 抽空 切换至备用泵，查明原因： 1)若是工艺问题，应排出问题后恢复至备用状态； 2)若是机械问题，将泵切除放空后，联系维修处理 故障泵，处理完毕验收合格后，恢复至备用状态 V3102

47、 液位 持续上涨 P3102 泵自停 首先按进料中断事故处理预案处理，查明联锁动作原 因： 1)若 V-3102 低液位联锁停泵，应提高 V-3102 液位 至正常值后，按相应开工步骤恢复生产； 2)若 P3102 自保联锁停泵，应开启备用泵，按相应 开工步骤恢复生产，停运泵检查联锁原因，做出相应 处理，故障排除后，恢复至备用状态 反应进料量波动控稳反应进料流量 火炬总管压力波动向调度室汇报情况，协调处理 V3102 液位 波动 液位调节 LIC3102 的 PID 参数给定值不合适 改手动调节，调整 PID 参数，待液位稳定后投自动 4.2.4 V-3102 压力控制 V3102 同 V31

48、01 一样，共用一根压力自流线。 4.2.5 反冲洗污油罐液位控制 1)控制指标 反冲洗污油罐液位：50 2)相关参数 反冲洗频率、反应进料量。 3)控制方法 反冲洗污油罐液位通过联锁控制，当液位达到 50%时，反冲洗污油罐联锁启动，在联锁命 令发出后延迟 5 秒电动阀打开向地下污油罐排放，当液位下降到 10%时电动阀关闭。 4)异常调整 现象现象引起的原因引起的原因处理方法处理方法 罐底电动阀故障，打不开联系仪表维修处理 反冲洗阀关闭不严关闭反冲洗油手阀， 手动反冲洗，联系仪表、 维修处理 反冲洗频繁向调度室汇报情况，反应降进料量或调整原 料 反冲洗污 油罐液位 居高不降 反冲洗差压联锁控制

49、器仪 表指示故障 改 操作手动，联系仪表处理 5 反应系统的操作、控制指标及调节方法 5.1 反应进料量控制 1)控制指标： 反应进料量：设定值3t/h（60110%设计负荷） 2)相关参数： 反应系统压力、V3102 液位、氢油比。 3)控制方法： 由反应流量调节器 FIC3105 自动调节，控制反应进料流量在控制指标范围内。 FO FC 原料油至E-3101 3105 FT P-3102A/B 原料油自 P-3101来 V3102 FIC 3105 4)异常调整 现象现象引起的原因引起的原因处理方法处理方法 进料调节器 FIC3105 仪表指 示故障 改手动调节，联系仪表处理 FV3105 阀故障挂手轮操作 FV3105 阀，联系仪表处理 反应进料 量持续升高 反应系统压力持续降低提高新氢量，恢复反应系统压力至正常值 进料调节器 FIC3105 仪表指 示故障 改手动调节，联系仪表处理 FV3105 阀故障挂手轮操作 FV3105 阀，联系仪表处理 反应进料