石化运行二部安全操作规程

DCSH-EBAG 受控号：20万吨/年芳烃联合装置安 全 操 作 规 程（运行二部）东辰控股集团有限公司石化分公司发布日期：2016年7月东辰控股集团有限公司石化分公司运行二部安全操作规程编制：审核：批准：2016年7月18日常用的术语、符号和代号序号常用的术语、符号和代号说明备注1化学品指各种化学元素、由元素组成的化合物及其混合物，包括天然的或者人造的。2危险化学品指具有爆炸、燃烧、助燃、毒害、腐蚀等性质且对接触的人员、设施、环境可能造成伤害或者损害的化学品。3安全和危险危险，常指危害或危害因素。安全，是指免遭不可接受危险的伤害。安全的实质就是防止事故，消除导致死亡、伤害、急性职业危害及各种财产损失发生的条件。4事故事故是指造成人员死亡、伤害、职业病、财产损失或其他损失的意外事件。事故是由危险因素导致的，危险因素导致的人员死亡、伤害、职业危害及各种财产损失都属于事故。5风险风险是危险、危害事故发生的可能性与危险、危害事故严重程度的综合度量。6系统和系统安全系统是指由若干相互联系的、为了达到一定目标而具有独立功能的要素所构成的有机整体。对生产系统而言，系统构成包括人员、物资、设备、资金、任务指标和信息六个要素。系统安全是指在系统寿命期间内应用系统安全工程和管理方法，识别系统中的危险源，定性或定量表征其危险性，并采取控制措施使其危险性最小化，从而使系统在规定的性能、时间和成本范围内达到最佳的可接受安全程度。7危险化学品重大危险源危险化学品重大危险源是指长期地或临时地生产、加工、使用或储存危险化学品，且危险化学品的数量等于或超过临界量的单元。8建设项目“三同时”建设项目“三同时”是指建设项目中的劳动安全卫生设施必须符合国家规定的标准，必须与主体工程同时设计、同时施工、同时投入生产和使用，以确保建设项目竣工投产后，符合国家规定的劳动安全卫生标准，保障劳动者在生产过程中的安全健康。9新建项目指拟依法设立的企业建设伴有危险化学品产生的化学品或者危险化学品生产、储存装置（设施）和现有企业（单位）拟建与现有生产、储存活动不同的伴有危险化学品产生的化学品或者危险化学品生产、储存装置（设施）的建设项目。12安全设施指企业（单位）在生产经营活动中将危险因素、有害因素控制在安全范围内以及预防、减少、消除危害所配备的装置（设备）和采取的措施。13安全设施分类安全设施分为预防事故设施、控制事故设施、减少与消除事故影响设施3类。14预防事故设施检测、报警设施：压力、温度、液位、流量、组份等报警设施，可燃气体、有毒有害气体、氧气等检测和报警设施，用于安全检查和安全数据分析等检验检测设备、仪器。设备安全防护设施：防护罩、防护屏、负荷限制器、行程限制器，制动、限速、防雷、防潮、防晒、防冻、防腐、防渗漏等设施，传动设备安全锁闭设施，电器超载保护设施，静电接地设施。防爆设施：各种电气、仪表的防爆设施，抑制助燃物品混入（如氮封）、易燃易爆气体和粉尘形成等设施，阻隔防爆器材，防爆工器具。作业场所防护设施：作业场所的防辐射、防静电、防噪音、通风（除尘、排毒）、防护栏（网）、防滑、防灼烫等设施。安全警示标志：包括各种指示、警示作业安全和逃生避难及风向等警示标志。15控制事故设施泄压和止逆设施：用于泄压的设施，用于止逆的设施，真空系统的密封设施。具体包括安全阀、爆破片、呼吸阀、放空阀（放空管）、回流阀、逆止阀、减压阀等，低压真空系统的密封设施，排气设施、吸收设施等。紧急处理设施：紧急备用电源，紧急切断、分流、排放（火炬）、吸收、中和、冷却等设施，通入或者加入惰性气体、反应抑制剂等设施，紧急停车、仪表联锁等设施；自动控制及紧急停车系统（如SIS、ESD、FSC系统）等。16减少与消除事故影响设施防止火灾蔓延设施：阻火器、安全水封、回火防止器、防油（火）堤，防爆墙、防爆门等隔爆设施，防火墙、防火门、蒸汽幕、水幕等设施，防火材料涂层。17作业场所指可能使从业人员接触危险化学品的任何作业活动场所，包括从事危险化学品的生产、操作、处置、储存、搬运、运输、废弃危险化学品的处置或者处理等场所。18危险因素危险因素是指能对人造成成伤亡或对物造成突发性损害的因素。19有害因素有害因素是指能影响人的身体健康，导致疾病或对物造成慢性损害的因素。20危险程度危险程度是指能对人造成成伤亡或对物造成突发性损害的尺度。21有害程度有害程度是指能影响人的身体健康，导致疾病或对物造成慢性损害的尺度。22爆炸极限可燃气体、可燃液体蒸气或可燃粉尘与空气组成的混合物，并非任何混合比例下都可以爆炸，而是固定浓度范围的，不同可燃物有不同的固定浓度范围。这一固定范围通常叫该物质的爆炸范围或爆炸极限，通常用可燃气体、可燃液体蒸气、可燃物粉尘在空气中的体积百分数表示。能够产生爆炸的最低浓度称为爆炸下限，最高浓度为爆炸上限。爆炸极限的数值越宽，爆炸下限越低，爆炸危险性越大。爆炸极限是在常温、常压等标准条件下测定出来的，这一范围随着温度、压力的变化而有变化。23粉尘是指分散的固体物质。24粉尘爆炸是指悬浮于空气中的可燃粉尘触及明火或电火花等火源时发生的爆炸现象。目 录第一章 概 述11 轻芳烃加氢装置简介11.1 VPSA氢气提纯11.2 轻芳烃加氢22 中芳烃加氢装置简介62.1 反应部分62.2 分馏部分72.3 催化剂硫化流程72.4 催化剂再生73 甲醇制氢装置简介84 烷烃脱氢装置简介94.1 预处理部分94.2 重整部分94.3 C5C6异构化部分104 脱净空装置简介104.1 脱盐水站工艺简介104.2 净水站工艺简介104.3 空压站工艺简介114.4 循环水站工艺简介11第二章 有关安全生产法律、法规、部门规章、标准及制度121 人身安全十大禁令122 防火防爆十大禁令123 装置用火安全规定134 防止中毒窒息十条规定135 硫化氢防护安全管理规定146 防冻防凝安全规定157 装置检修安全规定158 消防器材管理制度179 设备安全阀管理规定1710 盲板管理规定1811 安全教育制度1812 安全检查制度1813 脱水排凝制度1814 进入下水道（井）、地沟作业规定1815 设备、容器、管线存有H2S物料的堵漏、拆卸或安装作业要求1916 进入事故现场规定1917 其他作业19第三章 装置中的有关危险危害物质及其危害、预防191 轻芳烃加氢装置191.1 氢气191.2 燃料气(瓦斯)201.3 汽油（轻芳烃）211.4 硫化氢（H2S）211.5 甲基二乙醇胺（MDEA）222 中芳烃加氢装置222.1 氢气222.2 燃料气(瓦斯)222.3 柴油（中芳烃）232.4 硫化氢（H2S）242.5 甲基二乙醇胺（MDEA）243 甲醇制氢装置253.1 氢气253.2 燃料气(瓦斯)25 3.3 甲醇263.4 甲基二乙醇胺（MDEA）274 烷烃脱氢装置274.1 氢气274.2 燃料气(瓦斯)274.3 液化石油气284.4 石脑油294.5 甲基二乙醇胺（MDEA）305 脱净空装置30 5.1 盐酸（HCL）30 5.2 碱液31 5.3 磷酸三钠（Na3PO4）31第四章 安全监督的重点部位及要点321 轻芳烃加氢装置安全监督重点部位及要点321.1 安全监督重点321.2 安全管理要点331.3 岗位安全操作要点341.4 开停工安全监控要点342 中芳烃加氢装置安全监督重点部位及要点352.1 安全监督重点351.2 安全管理要点371.3 岗位安全操作要点371.4 开停工安全监控要点383 甲醇制氢装置安全监督重点部位及要点393.1 安全监督重点393.2 安全管理要点393.3岗位安全操作要点403.4开停工安全监控要点414 烷烃脱氢装置安全监督重点部位及要点424.1 安全监督重点424.2 安全管理要点434.3岗位安全操作要点444.4开停工安全监控要点445 脱净空装置安全监督重点部位及要点455.1 安全监督重点455.2 安全管理要点465.3岗位安全操作要点475.4开停工安全监控要点476 检修安全监控要点486.1 检修中的现场安全486.2 检修中的防火安全496.3 检修中的吊装安全 496.4 检修中的用电安全506.5 冬季检修作业安全50第五章 防护用品及器材的安全使用规则51 防毒面具51自给正压式空气呼吸器52安全帽53防冲击眼护具53防噪音用品53安全带54消防设施54事故柜55第六章 环保规程55轻芳烃加氢装置环保规程551.1主要污染源和主要污染物551.2污染物治理原则和措施561.3污染物的性质及危害57中芳烃加氢环保规程592.1主要污染源和主要污染物592.2污染物治理原则和措施602.3污染物的性质及危害603 甲醇制氢装置环保规程623.1主要污染源和主要污染物623.2污染物治理原则和措施633.3污染物的性质及危害644 烷烃脱氢装置环保规程654.1主要污染源和主要污染物654.2污染物治理原则和措施674.3污染物的性质及危害67第七章运行二部事故应急救援预案69 总则69 危险性分析693 组织机构及职责714 预防与预警715 信息报告与处置716 后期处置907 保障措施918 培训919 奖惩9110 附则925 第一章 概 述东辰控股集团有限公司石化分公司运行二部以轻芳烃加氢装置、中芳烃加氢装置、甲醇制氢装置、烷烃脱氢装置以及脱净空装置五大部分组成运行二部分布图1 轻芳烃加氢装置简介轻芳烃加氢装置分两个过程：VPSA氢气提纯和轻芳烃加氢。1.1 VPSA氢气提纯采用 8-2-4 VPSA 提氢。由 8 台吸附塔、1 台原料气缓冲罐、1 台产品氢缓冲罐、2台解吸气缓冲罐、3 台真空泵组成，其工作过程包括吸附、均压、逆放、真空、升压等过程：（1）吸附过程催化干气自前工序来，自经原料气缓冲罐分液、除油后，塔底进入 VPSA工序中正处于吸附状态的吸附塔内。在多种吸附剂的依次选择吸附下，其中的 CO2、H2S、O2、CH4、CnHm、N2 等组分被吸附下来，未被吸附的氢气等从塔顶流出，经压力调节系统稳压后去下一工序。当被吸附杂质的传质区前沿(称为吸附前沿)到达床层出口预留段时，关掉该吸附塔的原料气进料阀和产品气出口阀，停止吸附。吸附床开始转入再生过程。（2）均压降压过程在吸附过程结束后，顺着吸附方向将塔内的较高压力的氢气放入其它已完成再生的较低压力吸附塔的过程，该过程不仅是降压过程，更是回收床层死空间氢气的过程，本流程共包括 4 次均压降压过程以保证氢气的充分回收。（3）逆放过程在均压降压过程结束后，逆着吸附方向进行减压，使被吸附的 CO2、H2S、O2、CH4、CnHm、N2 等组分减压解吸出来的过程。逆放解吸出来的 CO2、H2S、O2、CH4、CnHm、N2 等组分送界外。（4）真空过程在逆放过程结束后，逆着吸附方向对吸附塔抽真空，进一步降低压力，使被吸附的 CO2、H2S、O2、CH4、CnHm、N2等组分完全解吸出来的过程。真空解吸出来的 CO2、H2S、O2、CH4、CnHm、N2 等组分送界外。（5）均压升压过程在真空再生过程完成后，用来自其它吸附塔的较高压力氢气对该吸附塔进行升压的过程，这一过程与均压降压过程相对应，不仅是升压过程，而且更是回收其它塔的床层死空间氢气的过程，为保证氢气的回收率，本装置包括 4 次均压升压过程。（6）产品气升压过程在均压升压过程完成后，为了使吸附塔可以平稳地切换至下一次吸附并保证产品纯度在这一过程中不发生波动，需要通过升压调节阀缓慢而平稳地用产品气将吸附塔压力升至吸附压力。经这一过程后吸附塔便完成了一个完整的“吸附-再生”循环，又为下一次吸附做好了准备。8个吸附塔交替进行以上的吸附、再生操作即可实现气体的连续分离。1.2 轻芳烃加氢1） SHU反应工段（1/8）装置进料首先进入进料过滤器（FI-101A/B）。进料过滤器（FI-101A/B）的目的是在进入SHU反应工段之前除去进料中的机械杂质。接着进入SHU进料缓冲罐（D-101）。该罐的压力通过氢气和火炬气分程控制实现。原料然后由SHU反应器进料泵P-301A/B增压输送至反应换热系统，流量控制与SHU缓冲罐液位串级。补充氢来自PSA装置，由新氢压缩机K-102A/B增压输送至各个反应工段。进入SHU反应工段的氢气物流在与轻芳烃原料流量比例控制下与原料混合。轻芳烃进料与补充氢混合后，首先进入SHU反应进料/SHU稳定塔底油换热器E-301与SHU稳定塔釜液换热预热，然后进入SHU反应进料/流出物换热器E-302A/B与反应器流出物换热。最后，该混合物由SHU反应器进料预热器E-105加热至反应器进料所需温度。该预热器采用饱和中压蒸汽加热，其流量控制与SHU反应器入口温度串级。由于催化剂的活性在运转周期内逐渐减弱，SHU反应器进料温度从初期145上升至末期195。为了控制好SHU反应器的入口温度，SHU反应器预热器E-105必须保证约有5的最小温升。为能够实现这一最小温升，可以使用SHU反应进料/SHU稳定塔底油换热器E-301和SHU反应进料/流出物换热器E-302A/B冷侧的旁通线。此旁通线在正常操作下通常不使用。在开工最初期，换热器洁净、裕量大，且催化剂活性很高。可以使用E-301和E-302A/B冷流侧的旁通线，使得SHU反应器入口保持一个较低的温度（130）。此外，在开工阶段，为保证SHU稳定塔进料温度接近于正常操作条件，在SHU反应进料/流出物换热器E-302A/B的热流侧设置了手动旁路，可用于限制SHU稳定塔入口温度的波动，避免SHU稳定塔再沸器E-303负荷过载。两个SHU反应器R-301和R-302串联。它们都是下流式单床层反应器，装载有HR-845催化剂。SHU反应器的功能在三个方面： 二烯烃加氢，防止任何结焦问题和实现加氢脱硫反应器长周期运行； 轻硫醇和轻硫化物转化为重硫化物，这样硫化物将回收于分馏塔C-101塔釜物流中； 外烯烃异构化为内烯烃（如1-戊烯转化为2-戊烯，使的辛烷值少量增加）。进入SHU反应器的流体基本是液相。反应器中汽化应控制到最小，以获得所需的反应器的性能。反应器流出物进入SHU反应进料/流出物换热器E-302A/B换热冷却后，在SHU反应器入口压力控制下，进入SHU稳定塔C-301。由于选择性加氢反应器主要在液相下操作，在其进口必须保证足够的液相流速。因此，进入反应器的烃类液相流量应在设计流量的60%以上。2） SHU稳定塔工段（2/8）SHU稳定塔C-301的目的是在过冷分馏塔C-101上游除去过量的氢气和轻端组分。SHU稳定塔塔顶气相在SHU稳定塔顶冷凝器E-101C部分冷凝后，进入SHU稳定塔回流罐D-301。气相和液相在D-301中分离。气相（由于SHU反应器中过量的氢气）硫含量极低，进入FCC裂解气压缩机。该塔的压力通过氢气和排放至界区的不凝气分程控制实现。烃类液相在流量与SHU稳定塔回流罐D-301液位串级控制下，由SHU稳定塔回流泵P-302A/B增压后，作为回流输送至C-301顶部。SHU稳定塔采用热源为低压蒸汽热虹吸式再沸器，SHU稳定塔再沸器E-303提供热量。低压蒸汽流量控制。SHU稳定塔塔釜物流，在其流量与SHU稳定塔塔釜液位串级控制下，进入SHU反应进料/SHU稳定塔底油换热器E-301换热后进入分馏塔C-101。3） 分馏塔工段（3/8）分馏塔C-101的目的是分馏稳定后的选择性加氢产物，得到轻馏分油（LCN）和精制油（HCN）。通过调整LCN/HCN的切割点使得LCN含有较低的硫含量，同时回收大部分的烯烃。这一点是可以实现的，因为高沸点的组分中硫化物和烯烃的含量是不成比例的。分馏塔塔顶气相在分馏塔塔顶空冷器A-101AB中完全冷凝和冷却后，进入分馏塔回流罐D-102。该罐的压力通过氢气和火炬气分程控制实现。回流罐的液相由分馏塔回流/轻馏分油产品泵P-303A/B增压后，分为两股物流：- 分馏塔回流- LCN产品物流分馏塔回流在其流量与分馏塔回流罐D-102液位串级控制下，被输送至C-101顶部。LCN产品物流在其流量与分馏塔塔顶温度串级控制下，输送至产品冷却器E-102的上游，与来自第二级HDS稳定塔工段的脱硫后HCN混合。分馏塔塔顶温度与LCN硫含量分析仪串级。分馏塔塔采用热源为低压蒸汽的分馏塔再沸器E-104提供热量。分馏塔塔釜物流分为两股：- 第一级HDS反应器进料- 第二级HDS反应器进料这两股物流由HDS进料泵P-103A/B增压后，第一级HDS反应器进料在流量控制下，第二级HDS进料在其流量与分馏塔塔釜液位串级控制下输送至各自的HDS工段。4） 第一级HDS反应工段（4/8）第一级HDS工段烃类液相进料，与来自循环氢压缩机K-101A/B的气相物流混合后，进入第一级HDS反应器进料/流出物换热器E-106A/B/C/D预热且完全汽化后，进入第一级HDS反应器加热炉F-101。为了确保第一级HDS反应器加热炉F-101入口全气相，设置了一条从HDS进料泵P-103A/B出口到第一级HDS反应器R-101入口的液相进料旁通线。该液相进料旁通线在其流量与第一级HDS反应器加热炉F-101入口温度串级控制下操作。第一级HDS反应器R-101是一个下流式单床层反应器，完全汽化，并装载有HR-806催化剂，其出口温度由加热炉负荷控制。第一级HDS反应器流出物首先进入第一级HDS反应器进料/流出物换热器E-106A/B/C/D与反应器进料换热冷却，然后进入第一级HDS反应流出物/稳定塔进料换热器E-308A/B与第一级HDS稳定塔进料换热进一步冷却。最后进入第一级HDS反应器流出物空冷器A-102A和第一级HDS反应器流出物后冷器E-108完成最终冷却。该混合相在第一级HDS分离罐D-104中分离。在进入第一级HDS反应器流出物空冷器A-102A冷却前，该反应器流出物需要间歇水洗溶解沉积的铵盐。盐，特别是硫氢化铵（NH4HS）和氯化铵（NH4Cl），可能会沉积下来，这取决于气相中H2S，NH3和Cl的分压。5） HDS分离工段（5/8）冷却后的第一级HDS反应器流出物流入第一级HDS分离罐D-104，进行三相分离：- 含有H2S和盐的水相在界面液位控制下移出，然后送至酸性水处理装置。- 烃类液相在流量与分离罐液位串级控制下进入第一级HDS反应流出物/稳定塔进料换热器预热后，进入第一级HDS稳定塔C-103。- 烃类气相（循环气体）进入胺吸收塔入口缓冲罐D-305。来自第一级HDS分离罐D-104的循环气体与来自第二级HDS冷分离罐D-303的循环气体混合。合股循环气体进入胺吸收塔进料缓冲罐移出任何夹带的液滴，然后进入胺吸收塔，绝大部分H2S将从气体中移出。在胺吸收塔C-102中，循环气体与来自胺再生装置的MEDA贫胺液接触。在上游装置，贫胺液溶液的温度必须控制在循环气体温度10以上，以防止烃冷凝引起发泡。富胺液在液位控制下从胺吸收塔塔釜移出，然后送至胺再生装置。离开胺吸收塔C-102的低硫气体进入循环氢压缩机入口分液罐D-106。该气体的一小股在流量控制下可以排放至PSA装置以保证循环气体中氢气的浓度，正常情况下该股气体无流量。接着，循环气体进入循环气体压缩机K-101A/B压缩。第一级和第二级HDS工段需要的补充氢在其流量与第一级HDS分离罐D-104和第二级HDS冷分离罐D-303压力串级控制，注入循环氢压缩机出口处。混合有补充氢的循环气体然后进入第一级HDS工段和第二级HDS工段，其流量分配由各自分支上精确的流量控制实现。6） 第一级HDS稳定塔工段（6/8）来自第一级HDS分离罐D-104的烃类液相，在其流量与第一级HDS分离罐液位串级控制下，流入第一级HDS稳定塔C-103。第一级HDS稳定塔进料在第一级HDS反应流出物/稳定塔进料换热器E-308A/B中与第一级HDS反应流出物换热预热。稳定塔塔顶气相在第一级HDS稳定塔塔顶冷凝器E-110中部分冷凝后进入第一级HDS稳定塔回流罐D-107。在稳定塔C-103塔顶注入缓蚀剂，使设备腐蚀最小化。在第一级稳定塔回流罐D-107中，三相得以分离。酸性水由第一级HDS稳定塔酸性水泵增压后在界位开关控制下输送至酸性水系统。烃类液相由第一级HDS稳定塔回流泵P-306A/B增压后，在其流量与第一级HDS稳定塔回流罐液位串级控制下，作为回流输送至稳定塔塔顶。酸性气排放至酸性气火炬管网。第一级HDS稳定塔C-103顶部压力通过控制回流罐D-107排放的酸性气流量实现。第一级HDS稳定塔由热源为低压蒸汽的第一级HDS稳定塔再沸器E-304提供热量。低压蒸汽流量控制。第一级HDS稳定塔塔釜产品由第一级HDS稳定塔塔底泵P-307A/B增压后，在其流量与塔釜液位串级控制下输送至第二级HDS工段。7） 第二级HDS反应工段（7/8）第二级HDS工段的烃类液相进料是由HDS进料泵P-103A/B输送的分馏塔C-101部分釜液和由第一级HDS稳定塔塔底泵P-307A/B输送的第一级HDS稳定塔C-103釜液的混合物。液体进料与来自循环气体压缩机出口带有流量控制的循环气体混合。该混合物在第二级HDS反应进料/流出物换热器E-305A/B/C/D预热且完全汽化后进入第二级HDS反应器R-102。第二级HDS反应器R-102，在完全气相条件下以下流式方式操作。该反应器分为2个床层，每个床层均装载有HR-806催化剂。该反应器的整体温升通过在床层之间注冷氢控制。该冷氢来自与循环气体压缩机，其流量控制与第二催化剂床层入口温度串级。第二级HDS反应器流出物接着进入第二级HDS反应器加热炉F-102进一步加热。加热炉位于反应器的下游，因此进入加热炉的反应流出物是全汽化的。第二级HDS反应器入口温度由加热炉负荷控制。从第二级HDS加热炉F-102出来的反应流出物然后进入第二级HDS反应进料/流出物换热器E-305A/B/C/D冷却后，进入第二级HDS热分离罐D-302，分离出气液两相。液相在流量与该分离罐液位串级控制下输送至第二级HDS稳定塔。气相在第二级HDS反应器流出物空冷器A-102B和第二级HDS反应器流出物后冷器E-306AB冷却，得到的混合相接着进入第二级HDS冷分离罐D-303中分离。在第二级HDS冷分离罐D-303，三相得以分离。含有H2S和盐类的水相移出，然后送至酸性水处理装置。烃类液相在流量与分离罐液位串级控制下输送至第二级HDS稳定塔进料/塔底油换热器E-101A/B。烃类气相与来自第一级HDS分离罐D-104的循环气体混后，然后输送至胺吸收塔进料缓冲罐。从热分离罐D-302出来的冷凝气相在进入第二级HDS反应流出物空冷器A-102B前，需要间断地水洗以溶解沉积的铵盐。盐，特别是硫氢化铵（NH4HS）和氯化铵（NH4Cl），可能会沉积下来，这取决于气相中H2S，NH3和Cl的分压。8） 第二级HDS稳定塔工段（8/8）来自于第二级HDS冷分离罐D-303的烃类液相在第二级HDS稳定塔进料/塔底油换热器E-101A/B中与第二级HDS稳定塔C-302釜液换热预热，然后与来自第二级HDS热分离罐D-302的烃类液相混合后，进入第二级HDS稳定塔C-302。该稳定塔塔顶气相在第二级HDS稳定塔塔顶冷凝器E-101D部分冷凝后进入第二级HDS稳定塔回流罐。在稳定塔C-302塔顶注入缓蚀剂，使设备腐蚀最小化。在第二级HDS稳定塔回流罐D-304中，三相得以分离。酸性水由第二级HDS稳定塔底酸性水泵P-311A/B增压后在界位开关控制下输送至酸性水系统。烃类液相由第二级HDS稳定塔回流泵P-308A/B增压后，在其流量与第二级HDS稳定塔回流罐液位串级控制下，作为回流输送至稳定塔塔顶。酸性气排放至酸性气火炬管网。第二级HDS稳定塔C-302顶部压力通过控制自回流罐D-304排放的酸性气流量实现。第二级HDS稳定塔由热源为低压蒸汽的第二级HDS稳定塔再沸器E-307提供热量。低压蒸汽流量控制。第二级HDS稳定塔塔釜产品由HCN产品泵P-309A/B增压，其流量控制与塔釜液位串级。HCN产品进入第二级HDS稳定塔进料/塔底油换热器E-101A/B与第二级HDS稳定塔进料换热冷却，然后进入产品后冷器E-103进一步冷却。脱硫后的HCN与LCN产品混合，该混合物在产品冷却器E-102冷却后送出装置。2 中芳烃加氢装置简介2.1 反应部分自装置外来的原料油在流量和原料油缓冲罐液位串级控制下送入装置，先通过原料油过滤器 （255-FI-1101A/B）除去原料中大于25微米的颗粒后进入原料油缓冲罐（255-V-1101A），原料油缓冲罐由惰性气体保护，使原料油不接触空气。自原料油缓冲罐来的原料油经原料油增压泵增压后与精制柴油/原料油换热器（255-E-1110A/B）换热后进入加氢进料缓冲罐（255-V-1101B），加氢进料缓冲罐由惰性气体保护，使原料油不接触空气。热原料油通过加氢进料泵（255-P-1102A/B）升压后与新氢混合，经反应流出物/混合进料换热器（255-E-1102A/B/C）、反应进料加热炉（255-F-1101）加热至反应温度后，进入加氢精制反应器（255-R-1101）。精制后的反应流出物进入加氢改质反应器（255-R-1102）进行改质反应。反应器各床层间及反应器之间均设急冷氢注入设施。加氢精制反应器混合进料的温度通过调节反应进料加热炉燃料气量控制。自加氢改质反应器（255-R-1102）来的反应流出物经反应流出物/重沸炉进料换热器（255-E-1101）与反应流出物/混合进料换热器（255-E-1102A/B/C）换热后进入热高压分离器（255-V-1102）进行气液分离。热高分气经热高分气/冷低分油换热器（255-E-1103）、热高分气/混合氢换热器（255-E-1104）换热后，再经热高分气空冷器（255-A-1101）冷却后进入冷高压分离器（255-V-1104）。为了防止热高分气在冷却过程中析出铵盐堵塞管路和设备，将除盐水注入热高分气/混合氢换热器（255-E-1103）上游管线。冷却后的热高分气在冷高压分离器（255-V-1104）中进行油、气、水三相分离。冷高压分离器顶部出来的循环氢经循环氢脱硫塔入口分液罐分液后进入循环氢脱硫塔（255-T-1104）脱硫，脱硫后的循环氢经循环氢压缩机入口分液罐(255-V-1106)后至循环氢压缩机(255-C-1101A/B)；增压后的循环氢分两路：一路作为急冷氢去反应器控制反应器床层入口温度，另一路与原料油混合后，作为反应进料。 热高分油在液位控制下进入热低压分离器（255-V-1103），冷高分油在液位控制下进入冷低压分离器（255-V-1105）。热低分气经热低分气空冷器（255-A-1102）冷却后与冷高分油混合进入冷低压分离器。冷低分油经过热高分气/冷低分油换热器（E-1103）换热后与热低分油混合进入脱硫化氢汽提塔。 冷高压分离器、冷低压分离器底部排出的酸性水及分馏部分排出的酸性水合并后送至装置外脱硫。冷低分气经低分气冷却器(255-E-1111)冷却并经过脱硫前低分气分液罐（255-V-1116）分液后进入低分气脱硫塔（255-T-1102），脱硫后的低分气出装置。2.2 分馏部分自反应部分来的低分油进入脱硫化氢汽提塔 （255-T-1101） ， 汽提塔共有 26 层浮阀塔盘，汽提蒸汽自塔底部进入。塔顶气经汽提塔顶空冷器（255-A-1103）和汽提塔顶水冷器（255-E-1107）冷却后进入汽提塔顶回流罐（255-V-1111）进行油、水、气三相分离，塔顶油相经汽提塔顶回流泵（255-P-1104A/B）升压后在流量和塔顶温度串级控制下作为汽提塔回流，塔顶气和酸性水出装置。汽提塔底液经精制柴油/分馏塔进料换热器（255-E-1109A/B）加热后进入产品分馏塔（255-T-1103），分馏塔顶气经分馏塔空冷器（255-A-1104）和产品分馏塔顶水冷器（255-E-1108）冷却后进入产品分流塔顶回流罐（255-V-1113）进行油、水、气三相分离，塔顶油相一部分经产品分馏塔顶回流泵（255-P-1106A/B）升压后在流量和塔顶温度串级控制下作为产品分馏塔回流，另一部分出装置；分水包排出的含油污水送装置外。产品分馏塔底油一部分经产品分馏塔底重沸炉泵 （255-P-1108A/B） 升压后经反应流出物/重沸炉进料换热器（255-E-1101）和产品分馏塔底重沸炉（255-F-1102）加热后返塔；另一部分作为柴油产品由精制柴油泵（255-P-1107A/B）升压后，依次经精制柴油/分馏塔进料换热器（255-E-1109A/B）、精制柴油/原料油换热器（255-E-11110A/B）、精制柴油空冷器（255-A-1105）冷却后在流量和塔液位串级控制下出装置。2.3 催化剂硫化流程为了提高催化剂活性，新鲜的或再生后的催化剂在使用前都必须进行硫化。本装置设计采用液相硫化方法，DMDS 为硫化剂。催化剂进行硫化时，系统内氢气经循环氢压缩机按正常操作路线进行循环，冷高压分离器压力为正常操作压力。DMDS 自硫化剂罐来，经氮气加压后注入进料泵入口管线，按催化剂预硫化温度控制点要求缓慢提高反应器温度，并按硫化要求进行反应器出口硫化氢浓度的测量。当采样点测量结果符合硫化要求，且冷高分中无水生成时，硫化即告结束。催化剂预硫化过程中产生的水间断地从冷高压分离器底部排出。2.4 催化剂再生催化剂按器外再生考虑。3 甲醇制氢装置简介来自界外的脱盐水经LV50901阀进入脱盐水缓冲罐V5002，经脱盐水进料泵P5002A/B加压后与水洗塔T5001底部返回的酸性水混合送至水洗塔T5001顶部对反应气进行洗涤吸收未冷凝的甲醇，吸收液从塔底由酸性水泵P5003A/B打出后分两部分，一部分经FT50903阀通过管P5003进入MI5001原料混合器；另一部分经FV50903阀与水洗塔除盐水进料汇合返回水洗塔。自装置外来的甲醇进入甲醇缓冲罐V5001，靠位差从V5001流出的原料用甲醇进料泵P5001A/B将甲醇加压送出，与来自酸性水泵P5003的酸性水按一定比例混合进入原料混合器MI5001充分混合后经过原料-反应气换热器E5001A/B与反应产物换热升温， 同时加入经过解吸气压缩机加压的二段解吸气。升温后的原料溶液先后进入原料汽化器E5003汽化并经过原料过热器E5004，用高温导热油加热。过热到接近反应温度后分两路进入分解变换反应器R5001A/B，在其中催化剂的作用下分别进行下列裂解和变换反应。出口高温转化气在换热器E5001A/B中被原料液换热冷却，在第一分液罐V5003分出大量酸性水后由高温酸性水泵P5004A/B加压后与酸性水泵P5003A/B来料汇合至原料混合器MI5001参与反应,由第一分液罐V5003分液后的反应气在经反应器空冷器A5001反应器水冷却器E5002被冷却冷凝冷却至常温后进入水洗塔T5001洗掉变换气中夹带的残余甲醇，水洗后的塔顶气经过反应气第二分液罐V5004分液后送 PSA 部分变压吸附脱碳提纯。10 塔 VPSA 脱碳流程： 装置的十个吸附塔中始终有 2 个塔处于吸附状态。其吸附和再生工艺过程由吸附、 连续多次均压降压、逆放、抽真空、连续多次均压升压和产品气最终升压等步骤组成A、吸附过程 压力为2.6MPa(G)、温度为40的甲醇裂解气自塔底进入正处于吸附状态的吸附塔（始终有2个吸附塔处于吸附状态）内。在多种吸附剂的依次选择吸附下，其中绝大部分的H2O、CH3OH、CO2 等杂质气体被吸附下来，未被吸附的脱碳气从塔顶流出，经压力调节系统稳压后送往 8 塔 PSA 提氢部分。当被吸附杂质的传质区前沿(称为吸附前沿)到达 床层出口预留段某一位置时，关掉该吸附塔的原料气进料阀和产品气出口阀，停止吸附。 吸附床开始转入再生过程。B、均压降压过程 这是顺着吸附方向将塔内的较高压力气体放入其它已完成再生的较低压力吸附塔的过程，这一过程不仅是降压过程，而且也是回收床层死空间氢气的过程。 C、逆放过程 这是在均压降压过程完成后，逆着吸附方向，将吸附塔压力降至接近常压的过程，此时被吸附的杂质开始从吸附剂中大量解吸出来。D、抽真空过程 这是在逆放过程完成后，逆着吸附方向用真空泵对塔抽真空，使吸附的杂质得以完全解吸的过程。E、均压升压过程 在抽真空再生过程完成后，用其它塔的较高压力气体对该塔进行依次升压的过程，这一过程与均压降压过程相对应，不仅是升压过程，而且也是回收其他塔的床层死空间 氢气的过程。F、产品气升压过程 这是在均压升压过程后，用产品氢气将吸附塔压力升至吸附压力的过程。经这一过程后吸附塔便完成了一个完整的“吸附-再生”循环，又为下一次吸附做好了准备。 十个塔经以上吸附与再生的交替，即可完成气体的连续分离与提纯。PSA 氢气提纯流程：装置的八个吸附塔中始终有一个塔处于进料吸附的状态。其吸附和再生工艺过程由吸附、连续多次均压降压、顺放、逆放、冲洗、连续多次均压升压和产品最终升压等步骤组成。A、吸附过程 压力为 2.5MPa(G)左右，温度为 40的脱碳气自塔底进入正处于吸附状态的吸附塔2（始终有2个吸附塔处于吸附状态）内。在多种吸附剂的依次选择吸附下，进一步除去 其中的 CO2、CO等杂质气体，未被吸附的H2从塔顶流出，经压力调节系统稳压后送往加氢装置。当被吸附杂质的传质区前沿(称为吸附前沿)到达床层出口预留段某一位置时，关掉该吸附塔的原料气进料阀和产品气出口阀，停止吸附。吸附床开始转入再生过程。B、均压降压过程 这是顺着吸附方向将塔内的较高压力气体放入其它已完成再生的较低压力吸附塔的过程，这一过程不仅是降压过程，而且也是回收床层死空间氢气的过程。C、顺放过程 在连续多次均压降压结束后，将吸附塔死空间内的较高压力的氢气顺着吸附方向放入顺放气罐中储存起来，用以对另一个再生塔进行冲洗。D、逆放过程 这是在顺放过程完成后，逆着吸附方向，将吸附塔压力降至接近常压的过程，此时被吸附的杂质开始从吸附剂中大量解吸出来。E、冲洗过程 这是在逆放过程完成后，逆着吸附方向用顺放气罐中的顺放气对吸附塔进行冲洗，使吸附的杂质得以完全解吸的过程。 F、均压升压过程 在冲洗过程完成后，用其它塔的较高压力气体对该塔进行依次升压的过程，这一过程与均压降压过程相对应，不仅是升压过程，而且也是回收其他塔的床层死空间氢气的过程。G、产品气升压过程 这是在均压升压过程后，用产品氢气将吸附塔压力升至吸附压力的过程。经这一过程后吸附塔便完成了一个完整的“吸附-再生”循环，又为下一次吸附做好了准备。4 烷烃脱氢装置简介4.1预处理部分原料油从界区经原料过滤器（FI-101）进入原料缓冲罐（D-101），经加氢进料泵（P-101）升压后与从异构化单元氢气增压机（K-301）二级来的循环氢混合，经加氢产物在进料换热器I（E-101）换热至要求温度后，送入保护反应器（R-101）。混合物料从底部采出，与加氢产物在进料换热器II（E-102）换热，再经加氢加热炉（F-101）内加热至所需的温度后进入脱硫反应器(R-102)和脱氯反应器（R-103），在催化剂的作用下进行反应。脱硫反应器床层间设有控制反应温度的急冷氢。反应产物经换热后，再经冷凝冷却(A-101和E-103)后进入高压分离器（D-102）。为防止热高分气中NH3和H2S在低温下生成铵盐结晶析出，堵塞空冷器，在反应产物进入产物空冷器入口注入除盐水。从高压分离器分离出的气体(循环氢)，经脱硫塔入口分液罐（D-103）缓冲后，经循环氢脱硫塔（C-101）脱硫后进入循环氢分液罐（D-104），再送至异构化单元氢气增压机（K-301）二级入口。循环氢脱硫所用贫胺液来自界区，经减压阀减压进入贫胺液罐（D-105），经贫胺液泵（P-102）升压，再经贫胺液加热器（E-104）加热后送入循环氢脱硫塔。自循环氢脱硫塔底出来的富胺液自压出装置。高压分离器分水包分出的含硫污水自压送出装置；油相与精制烷烃油在汽提塔进料换热器（E-105）换热后自压至汽提塔（C-102）。汽提塔顶气相汽提塔顶油气经空冷、水冷（A-102和E-107）冷凝、冷却后进入汽提塔回流罐（D-106）。回流罐顶的含硫气体送出装置；油相经汽提塔回流泵（P-103）升压后，大部分送回汽提塔顶作为回流，其余作为含硫液化气送出装置外。汽提塔底热源为高温导热油。塔底油自压进入烷烃切割塔（C-103）。烷烃切割塔顶油气经空冷、水冷（A-103和E-108）冷凝、冷却后进入烷烃切割塔回流罐（D-107）。油相大部分经烷烃切割塔回流泵（P-105）送回烷烃切割塔顶作为回流，其余送至C5C6异构化单元。烷烃切割塔底热源为低温导热油。塔底油经烷烃切割塔底泵（P-104）升压后经换热后送至烷烃脱氢单元。4.2重整部分从烷烃脱氢预加氢部分来的精制石脑油与自烷烃脱氢循环氢压缩机K-201AB升压后的循环氢（一段混氢）混合，依次通过烷烃脱氢进料换热器E-201管程、第一烷烃脱氢炉F-201A、第一烷烃脱氢反应器R-201、第二烷烃脱氢炉F-201B、第二烷烃脱氢反应器R-202，然后与自烷烃脱氢循环氢压缩机K-201AB升压后的循环氢（二段混氢）混合，再依次进入第三烷烃脱氢炉F-201C、第三烷烃脱氢反应器R-203、第四烷烃脱氢炉F-201D、第四烷烃脱氢反应器R-204。R-204的反应产物分成两路：一路经E-201壳程与烷烃脱氢进料换热，另一路经E-202壳程与二段混氢换热，然后两路汇合，再经烷烃脱氢产物空冷器A-201A.B、烷烃脱氢产物后冷器E-203A.B冷凝冷却后进入烷烃脱氢气液分离器D-201。从D-201顶分出的氢气进入压缩机入口分液罐D-202分液后，经烷烃脱氢循环氢压缩机K-201A.B升压后一部分进行循环，另一部分经氢气冷却器E-209冷却到40。冷却后的氢气经脱氯罐D-305脱氯后，进入氢气增压机D-302。D-201底油相经稳定塔进料换热器E-204ABC换热升温后进入稳定塔C-201。C-201顶馏出物经稳定塔空冷器A-202及稳定塔后冷器E-205冷凝冷却后，进入稳定塔回流罐D-203。D-203不凝气经压控进入装置燃料气系统，D-203底部的液相经稳定塔回流泵P-203A.B升压后一部分送回C-201顶作回流，另一部分作为液化石油气产品送出装置。C-201底烷烃脱氢稳定汽油经稳定塔进料换热器E-204ABC和脱C6塔进料换热器E-207换热后进入脱C6塔T-202.T-202顶馏出物经脱C6塔空冷器A-203及脱C6塔后冷器E-211冷凝冷却后，进入稳定塔回流罐D-205。D-205不凝气经压控进入装置燃料气系统，D-205底部的液相经脱C6塔回流泵P-208A.B升压后一部分送回T-202顶作回流，另一部分作为C6组分产品送出装置。T-202底烷烃脱氢稳定汽油经脱C6塔底泵升压后，经E-207AB与进料换热后再经烷烃脱氢外送油冷却器E-210AB冷却后出装置。4.3 C5C6异构化部分自烷烃预加氢单元来的异构化原料经反应进料泵（P-301）升压后与从氢气增压机（K-301）一级来的循环氢混合，经反应进出料换热器（E-301）换热，再经电加热器（H-301）加热至要求温度后送入异构化反应器（R-301）。异构化产物从底部采出，经换热后，再经异构化产物水冷器冷却后(E-302)后进入低压分离器（D-301）。从低压分离器分离出的气体(循环氢)与来自烷烃脱氢单元的产氢在氢气增压机分液罐（D-302）混合后，送至氢气增压机（K-301）一级增压。增压后一部分返回异构化进料，一部分作为烷烃预加氢单元补充氢气，其余送至装置界区外。低压分离器分出的油相与异构化产品在稳定塔进料换热器（E-303）换热后自压至稳定塔（C-301）。稳定塔顶气相经水冷（E-305）冷凝、冷却后进入稳定塔回流罐（D-303）。罐顶的气体送出装置；油相经稳定塔回流泵（P-302）升压后，送回稳定塔顶