50万吨柴油加氢装置操作规程.doc

第一章 柴油加氢的生产原理和主要化学反应第一节 柴油加氢的生产原理我国目前的柴汽比较低，柴油数量满足不了市场的需求。柴油中的三分之一是催化裂化和渣油催化装置的催化柴油。催化柴油中含有较多的杂原子化合物、烯烃和芳烃，颜色不好，安定性差，尤其是十六烷值很低。这样，催化柴油的质量问题变得更为突出。众所周知，石油产品的烃类族组成直接影响产品的性质，十六烷值是柴油燃烧性能的重要指标，柴油馏分中，链烷烃的十六烷值最高，环烷烃次之，芳香烃的十六烷值最低。同类烃中，同碳数异构程度低的化合物具有较高的十六烷值，芳环数多的烃类具有较低的十六烷值。因此，环状烃含量低，链状烃含量的柴油具有较多的十六烷值。由于催化裂化反应的特点，催化柴油中所含的芳烃主要是萘系芳烃。下面以萘在加氢过程的反应为例，来说明加氢精制，加氢裂化和MCI过程的主要反应。在加氢精制条件下，萘只进行上述反应历程中的第(1)步，即萘加氢变成四氢萘，四氢萘仍在柴油馏份中，而且十六烷值与萘比提高不大。因此，加氢精制对十六烷值改进不大。上式中的(1)、(2)、(3)步反应为萘在中压加氢裂化条件下的主要反应历程，由此可见，柴油馏份中的萘，在中压加氢裂化条件下最终转化为苯和丁烷，而从柴油馏份中消失，萘的转化无疑有助于增加柴油的十六烷值，并导致柴油收率下降。从萘的加氢精制和加氢裂化反应历程可以看出这两种加氢过程对柴油十六烷值影响的差别。萘在MCI过程中的主要反应历程是萘加氢饱和生成四氢萘，然后再开环。即只进行萘加氢裂化反应历程中的(1)、(2)两步，生成的丁基苯(十六烷值20)仍保留在柴油馏分中，其十六烷值与萘(十六烷值接近于0)相比有较大的提高。MCI反应历程中，由于四氢萘的环烷开环打破了加氢精制反应中萘加氢生成四氢萘的热力学平衡，即有利于萘系烃的转化。因此，该过程不仅十六烷值提高幅度大，而且柴油收率高。催化柴油(LCO)中双环和三环芳烃，在MCI过程中的反应历程类似于萘，双环以上的芳烃只进行芳烃饱和及环烷开环，其碳分子数不变。由于双环和三环芳烃转化为烷基苯，柴油中的高十六烷值组分增加，柴油的十六烷值可得到较大幅度的提高，柴油收率也高。MCI过程的关键是要开发出一种具有良好芳烃加氢饱和性能和开环选择性高的催化剂，并根据原料特点匹配适宜的工艺条件，在最大限度提高十六烷值的同时得到高的柴油收率，以提高过程的经济性。第二节 主要化学反应柴油加氢精制的主要化学反应为加氢脱硫、脱氮、脱氧，烯烃、芳烃加氢饱和等反应。1.加氢脱硫：加氢脱硫反应主要是碳-硫键，硫-硫键的破裂反应。在石油馏份中存在多种类型的硫化物。如：硫化物、多硫化物、硫醇、噻吩、苯并噻吩等。加氢脱硫反应如下：硫醇：RSH+H2RH+H2S硫醚：RSR+2H2RH+RH+H2S二硫化物：RSSR+3H2RH+2H2S+RH各种有机含硫化合物加氢脱硫反应速度按以下顺序递减：RSHRSSRRSR硫化物的芳香环或环烷环的数目越多，稳定性越强，脱硫越困难。2.加氢脱氮生产实践已经表明，即使是少量的氮化物，也往往会和某些硫化物、氧化物一起，对石油产品的各种性能产生较大的影响。在加氢过程中，氮化物在氢作用下转化为NH3及相应的烃，从而被除去。加氢脱氮反应比脱硫反应困难得多，为了使脱氮比较完全，往往要用比脱硫更苛刻的条件以及更高活性的催化剂。典型反应如下：(1)烷基胺：R-CH2-NH2+H2R+CH3+NH3(2)吡咯： +4H2C4H10+NH3 N N3)吡啶： +5H2C6H12+NH3 C2H5(4)吲哚： + 6H2 +NH3 N C3H7(5)喹啉： + 6H2 +NH3 N3.加氢脱氧：石油馏份中，所含氧化物主要是酚类和环烷酸，其含量很少，典型反应如下： OH(1)酚类： + H2 + H2O COOH R CH3 R(2)环烷酸： + 3H2 + 2H2O当分子结构相似时，硫、氮、氧三种元素化合物的加氢稳定性依次为：含氮化合物含氧化物含硫化合物4.烯烃饱和裂化石油产品中，含有大量的的烯烃，烯烃的加氢速度很快，常温下即可进行。二烯烃的加氢速度比单烯烃更快，低压和较低的温度即可进行，因此烯烃的饱和不需要很高的反应温度。烯烃加氢反应如下：烯烃：RCH=CH2+H2R-CH2-CH3芳香烃：R +3H2R-R- +2H2R-对于烯烃加氢而言，分子量愈小愈容易加氢，正构烯烃比异构烯烃易于加氢，单环比多环易于加氢。5.加氢裂化RCH2-CH2R+H2RCH3+RCH3当加氢精制条件适当时，加氢裂化反应较轻微，而深度加氢精制时，则加氢裂化反应显著。6.加氢脱金属：加氢反应过程中，除上述反应外，尚有脱金属聚合反应进行，金属有机化合物发生氢解，生成的金属都沉积在催化剂表面上，造成催化剂减活，并导致床层压降升高。聚合反应的结果，形成了催化剂上的积碳增多；一定温度下，采用较高氢分压将会降低这类中间产物的浓度；从而减少焦碳的生成，温度的升高有利于中间产物焦炭增加，因此原料油中稠环分子浓度愈高，焦炭的生成也就愈多。第二章 柴油加氢的操作参数一般来说，柴油加氢精制的作用主要是脱硫，氮、氧等杂质以及烯烃饱和。加氢脱氮的困难远远超过加氢脱硫和烯烃饱和，而且馏份油越重脱氮难度越大。由此可见，柴油加氢精制过程中，新进行的反应与其条件有很大关系。影响柴油加氢操作因素主要有反应温度、反应压力、空速和氢油比。一、反应温度反应温度在加氢精制工艺参数中占非常重要的地位。特别是柴油加氢过程中，由于受设备、生产任务等条件的限制，加氢其它操作参数如反应压力、空速、氢油比等基本上是固定的，即使某些条件是可以调节的，但其范围较小。从反应热力学和动力学的角度来讲，加氢反应进行的程度受两方面限制，一是受热力学限制，加氢反应为放热反应，温度升高，化学平衡常数KP值则下降，使脱杂质反应的平衡转化率降低。二是受动力学限制，在加氢反应中，大部分反应的反应级数为1-2级，其反应速度的大小，除与反应物与生成物的浓度有关外，主要决定于反应速度常数K，K与反应组份的量无关，根据阿累尼乌斯公式：式中：K为反应速度常数Ko为频率因子E为反应活化能R为通用气体常数T为反应温度根据过滤状态理论：反应物的分子必须先被活化到活化状态，然后才能转为产物，活化状态的分子与反应物分子之间的能量差即为活化能。活化能越低反应越容易进行。反应速度常数K和活化能E及反应温度T的关系如下：可见，dlnK/dT与E成正比，E越大，K值随温度改变的变化值越大，与T2成反比，说明反应时温度的敏感性随反应温度的升高而迅速减小。由加氢反应的热力学和动力学基本理论可以看出，在加氢精制这种放热反应中，升高温度反应速度常数K增加，而反应平衡常数Kp减少；温度较低时，Kp大，升高温度则总速度增大，随着温度的升高，Kp值越来越小，Kp使速度降低的影响越显得重要，因而当温度增大到一定的程度时，K使速度的增大刚好可以与Kp使速度减小相抵消，这时反应速度到最大，温度再升高则速度又要降低。这个反应速度最高的温度就是最佳反应温度。二、反应压力加氢精制的反应压力，主要是指操作系统的氢分压，氢分压的大小可由系统的总压和氢纯度来决定。在柴油加氢精制中，所用的反应压力属于中压。对于各种馏份油的加氢精制过程，所采用的反应压力越高，其效果越好，杂质脱除率越大。但是反应压力的大小，对于各种杂质脱除的影响程度是不同的，有的影响较大，有的影响较小，有的降低压力后，可以用提高反应温度，降低空速来弥补，有的不能弥补或弥补的很少。三、空速空速是单位时间内通过单位体积催化剂的单位反应物量，在加氢反应中，一般用体积空速。反应空速是衡量反应物在催化剂床层停留时间长短的主要参数之一，空速虽然对反应速度没有直接的影响，但它确是加氢反应条件中的重要参数之一，而且它对加氢过程效率的影响也同反应速度有关。空速的大小反映了装置处理能力的大小。工业上希望能采用较高的空速，但是空速的提高受到反应速度的制约，一般反应越快所采用的空速越大。在加氢精制中，空速的大小根据原料的性质、催化剂的活性，其它工艺条件的选择及对产品质量的要求等几方面综合考虑，所用的空速范围一般在0.5-3h-1。对于较重的原料，对杂质脱除率要求较高的，采用较低的空速；对于较轻的原料，对杂质脱除率较低的，采用较高的空速。四、氢油比加氢精制氢油比的大小，主要受加氢精制反应进行的类型，化学耗氢量的多少，加氢前后馏份油族组成的变化及杂质脱除等情况来决定。第三章 装置概述第一节 装置概况装置设计加工量为40万吨/年，实际处理量为30万吨/年。投产后不仅可使我厂柴油在胶质含量、沉渣量、颜色和安定性等方面有很大的改观，而且还可使柴油十六烷值提高12个单位以上，综合性能优于直馏柴油。装置改造完成后，处理量提至50万吨/年。从而使我厂柴油在市场上的竞争力大大提高，其经济效益和社会效益是很可观的。第二节 原料来源，组成及产品性质1.原料本装置原料来源于扩建的两套重油催化裂化装置，其性质见表1。2.产品本装置主要产品为0#或10#规格柴油，由于十六烷值较低，作为工厂柴油调和组分为宜，一般不直接作为成品，其性质见表2。表3-1 催化柴油性质密度(20),g/cm30.9075馏程，ASTM-D86IBP17110%22930%25350%28370%32290%36295%376FBP381凝点，3运动粘度（20），mm2/s5.825实际胶质，mg/100ml638硫含量，%0.18氮含量，g/g1530颜色，号8折光(20)1.5185十六烷值(实测)26.3表3-2 产品柴油性质密度(),g/cm30.8734馏程，IBP17810%22630%24450%26870%30790%35595%369凝点，0冷滤点，4酸值，mgKOH/100ml0.84实际胶质,mg/100ml57铜片腐蚀，级1闪点，84硫含量，g/g49残炭，%0.04颜色，号9.8WO3，m%17-1917-2119-23MoO3，m%8-108-10NiO，m%3-53.5-5.56-9孔容，ml/g0.250.250.28比表面，m2/g130120200堆积密度，g/ml1.10-1.200.80-0.850.82-0.92第五节 装置的物料平衡、能耗及消耗指标一、物料平衡：本装置按年开工8000小时计，依据工艺流程安排，计算装置的物料平衡。1. 设计公称物料平衡表 表3-4项目物料名称重%公斤/时吨/日万吨/年进料催化柴油10062500150050工业氢4.89305673.32.4448合 计104.89655561573.352.4448出料石脑油2.3143734.51.1496柴油97.5609381462.548.7504气体+损失5.09318176.32.5448合计104.89655561573.352.44482. 实际加工量物料平衡表 表3-5项目物料名称重%公斤/时吨/日万吨/年进料催化柴油100582251397.446.58工业氢4.89284768.32.2776合 计104.89610721465.748.8576出料石脑油2.3013393.21.0712柴油97.5567691362.445.4152气体+损失5.09296471.12.3712合计104.89610721465.748.8576二、装置能耗表3-6 装置能耗表序号项目消耗量耗能指标小时耗量单耗单位数值单位耗量单位耗量1新鲜水t/h3.01t/t0.06Kg标油/t0.012循环水t/h856.01t/t17.12Kg标油/t1.713脱氧水t/h7.0t/t0.14Kg标油/t1.294电力Kw.h/h1325Kw.h/t26.5Kg标油/kw.h7.9551.0Mpa蒸汽-t/h5.3-t/t0.106Kg标油/t-8.066净化风Nm3/h420Nm3/t84Kg标油/Nm37燃料气t/h135t/t2.7Kg标油/t1.7883.5Mpa蒸汽t/h13.0t/t0.26Kg标油/t22.88合计Kg标油/吨原料油27.56三、化学药剂，催化剂用量表：序号名称型号或规格年用量(吨)一次装入量，吨备注(使用年限)1催化剂FH-98284FH-525.7439632343963/FH-53.542瓷球12.8053保护剂XHCP-30.6334FZC-1020.3065FZC-1031.956二硫化碳11.857缓蚀剂40连续810-20%碱液322间断9无水液氨2.662第四章 工艺流程说明第一节 工艺流程说明由上游装置来的重油催化裂化柴油，进入本装置后，依次经过自动反冲洗过滤器(SR-4001)、分水罐(D-4001)滤去固体杂质和切出游离水后，进入原料油缓冲罐(D-4002)，再经原料油泵(P-4001/1.2)升压；由重整装置来的2.0MPa、40的工业氢进入工业氢压缩机入口缓冲罐(D-4020)后分两路、一路经重整氢压缩机(K-4001/3)升压。另一路与1.167Mpa的PSA氢混合进入PSA氢缓冲罐(D-4003)，经工业氢压缩机(K-4001/1.2)之一升压。升压后的重整氢、PSA氢与来自循环氢压缩机(K-4002)的循环氢首先混合，然后与原料油混合。混氢后的原料油两次与反应产物换热(E-4001/1.2，E-4003/1.2)，进入反应进料加热炉(F-4001)，加热至260304进入加氢精制反应器(R-4002)。在反应器中，混氢原料油在催化剂作用下，进行加氢脱硫、脱氮、脱氧、烯烃饱和、芳烃开环饱和等反应。反应产物从反应器底出来，经与混氢原料油(E-4001/1.2，E-4003/1.2)，汽提进料(E-4001/1.2)三次换热后，再经空冷器(EC-4001/1-4)，水冷器(E-4005/1.2)冷至40，进入高压分离器(D-4005)。为使反应生成物中的氯化胺、硫化胺等在冷却过程中不致析出结晶，堵塞冷却器管来，在进入空冷器前注入软化水，溶解洗涤铵盐类。在高压分离器中，经过气、油、水三相分离后，顶部出来的循环氢引至循环氢压缩机入口缓冲罐(D-4004)，再进入循环氢压缩机(K-4002)，升压后与工业氢、原料油混合，返回反应系统，水经减压后，从高压分离器分出，与低压分离器(D-4006)分出的微量水一道送至装置外污水汽提装置处理；油经减压后进入低压分离器(D-4006)中，分离出溶解在油中的富气和微量水。富气送至装置外气体脱硫装置处理。生成油先与汽提塔底精制油换热(E-4004/1-4)，再与反应产物换热(E-4002/1.2)至245265进入汽提塔(C-4001)，汽提除去轻组分后，经空冷器(EC-4003/1-4)及水冷器(E-4007)，冷却至50左右后送到装置外成品油罐。从汽提塔顶出来的油气、水蒸汽、不凝气，经空冷器(EC-4002/1-4)、水冷器(E-4006)冷却至40，进入塔顶回流油罐(D-4007)，分离出的不凝气送到装置外气体脱硫装置处理；凝结水送到装置外污水汽提装置处理；粗汽油经泵(P-4003/1.2)抽出升压后，回流油返回塔顶，粗汽油送到装置外加氢油品灌区。第二节 装置工艺流程图(见附录一)第五章 工艺指标工艺指标见下列表格表5-1加氢反应器工艺指标工艺编号R-4002名称MCI反应器介质H2(H2S)/油气反应器入口压力(MPa)6.87.5氢分压(MPa)6.16.3入口温度(初期)260入口温度(末期)333出口温度(初期)373出口温度(末期)398液时空速 hr-10.51.0氢油比500:1(体)化学耗氢m%1.481.50保护剂XHCP-3装入量(吨)0.633保护剂FZC-102装入量(吨)0.306保护剂FZC-103装入量(吨)1.95催化剂FH-98装入量(吨)28催化剂FH-5装入量(吨)25.7催化剂3963装入量(吨)23催化剂3963/FH-5装入量(吨)3.5 表5-2汽提塔工艺指标工艺编号C-4001名称汽提塔介质柴油、汽油、水蒸汽塔顶压力MPa0.250.05入塔温度245265塔底温度225245塔顶温度100135汽提蒸汽入塔温度210表5-3 容器类工艺指标序号工艺编号名称介质流体kg/g容器体积温度压力Mpa1D-4001原料油分水罐柴油50000434400392D-4002原料油缓冲罐柴油50000463400023D-4003工业氢缓冲罐工业氢1279168403634D-4004循环氢缓冲罐循环氢8466447407165D-4005高压分离器油、氢、水62362230740726D-4006低压分离器油、气、水51251317400787D-4007汽提塔顶分离罐油、气、水1081713640028D-4008软化水罐软化水60000174400029D-4020重整氢缓冲罐工业氢23114324020表5-4加热炉工艺指标项目辐射室对流室油蒸汽介质柴油、氢气柴油、氢气流量kg/g51297512971656温度入口240200出口320300压力Mpa入口6.88.011出口6.87.50981热负荷W分段热负荷34810410210415104总热负荷465104热效率%78第六章 装置的开工第一节 准备工作1.试压、吹扫、单机试运、水联运、烘炉、冷油运、热氮运等步骤已进行完毕。2.联运等过程中暴露出来的问题已处理完毕，全装置设备处于完好备用状态，全装置动火项目已结束。3.人员培训已完成，岗位操作员经考试合格，已进行投料试车方案的交底、学习、讨论。4.事故处理预想方案和停工方案已制定并经讨论。5.水、电、汽、风、软化水、瓦斯供应正常。6.安全消防器材配备齐全，并会使用消防器材，安全措施落实。7.空分装置准备好合格的氮气，并在系统置换、气密、催化剂干燥时能满足供应。8.重整和变压吸附制氢装置开工正常，可提供足够的合格的氢气。9.备足低氮油(氮含量100PPm直馏柴油)，并取得分析数据(馏程、杂质、密度、溴价、闪点等)。10.准好二硫化碳7.0吨，操作时注意安全。11.反应器催化剂已装填完毕，反应器拆卸部位氮气气密合格。12.各机泵、工艺设备、测压点装好合适的压力表，各冷却器给上冷却水。13.准备好H2S测试仪及气密工具。14.联系调度、技术、机动、安全、油品、化验、供排水、催化、重整、空分、四修等单位配合开工。第二节 氮气置换一、置换目的：本装置是高压临氢系统，在开工前必须用氮气赶尽系统中的空气，以保证生产的安全。二、置换步骤：1.压缩机应与系统隔离，进行单独置换，置换结束以后才与系统相连。2.系统置换前，可在SJ-4001处对临氢系统抽真空，然后再充氮气，也可用氮气直接置换。3.加氢反应器催化剂装填完毕，进行2.0MPa氮气气密合格后，将系统压力放至1.0MPa，启动循环氢压缩机K-4002建立反应系统气体循环。循环一小时后通知化验采样分析气体中氧含量。4.如果系统氧含量不合格(O20.5%)，停K-4002，将系统压力放空至0.05MPa，然后再引氮气向系统充压至1.0MPa，启动K-4002循环一小时，再采样分析。如果还不合格，反复进行以前过程，直至氧含量小于0.5%为止。N2 P-4001/1.2(出口) 管150-P4107N2 K-4001/1.2、K-4002 管 150-GH-4130 E-4003/1.2(壳) E-4001/1.2(壳) F-4001 R-4002 E-4001-E-4003（管） 放空EC-4001/1-4 E-4005/1.2 D-4005 D-40045.氮气置换流程注意：向系统进气充压要正向充，系统置换要避免死角。第三节 催化剂干燥由于催化剂担体有吸湿性，如果湿的催化剂与原料油一起升温，容易造成催化剂的破碎，增加床层压降。因此，催化剂的干燥对于保证催化剂的活性，避免催化剂破裂而引起床层压力降升高是十分重要的。一、准备工作1、确定干燥流程，制定好干燥方案，最好绘制干燥曲线和程序表进行干燥曲线和程序表进行干燥操作。2、检查整个系统，确认整个系统中无水。3、各切水点将水排干净。4、准备好计量水的工具，预备好纸笔等做好记录的准备工作。5、准备好合格的氮气（O20.5%，H2O1000：1（或尽量大些）三、干燥流程（N2）D-4004 E-4003/1，2（壳） E-4001/1，2（壳） F-4001D-4005 E-4005/1,2 EC-4001 E-4001-E-4003(管) R-4002四、干燥步骤1、 反应系统氮气置换合格后，再次排放系统中各低点存水。2、 向系统引氮气升压，启动K-4002全量循环，建立反应系统氮气循环，控制高分压力在1.5Mpa。3、 加热炉点火升温，以小于20/h速度升至120，恒温4h。4、 以10/h速度升温至200。5、 以10-15/h速度升温至以250。6、 在这个恒温期间进行临氢系统法兰“热紧”。7、 在干燥过程中高分（D-4005）和循环氢分液罐（D-4004）每小时切水一次，并称重记录。干燥阶段完成的主要标志是高分切不出水。8、 250恒温结束后，加热炉以20/h的速度降温至150，熄火，停K-4002，系统压力降至0.05Mpa，系统采样分析，氧含量小于0.5%，临氢系统准备引氢气置换，此时干燥阶段结束。五、注意事项：1. 为使催化剂水分能在较低温度下释放出来，催化剂干燥阶段的操作压力大于1.5Mpa。2. 在催化剂干燥阶段，气剂比应尽量大些，这样可能使反应器床层温度推进得快，温度分布均匀，较好地脱水。3. 催化剂干燥过程中，从120至250是主要的脱水阶段，因而升温速度要严格控制，避免脱水过快而影响催化剂的特性。4. 在催化剂的干燥阶段，必须有专人负责切水工作，并称中记录。5. 氮气循环降温后，必须使床层最高温度低于150，方能将氢气引进反应器。6. 当高分放不出水及循环氮气中水含量不变时，可以认为催化剂干燥结束，否则需延长恒温时间。第四节 氢气置换与气密一、置换前的准备工作1.联系空分装置停止送氮气，关闭氮气进装置总阀，关闭装置内氮气入系统各阀。2.联系重整装置和变压吸附装置送纯度合格的氢气。3.氢气置换过程中要注意禁止出现明火，做好防火、防爆措施。二、氢气置换1.催化剂干燥阶段结束后，反应器床层温度已降至120以下，加热炉火咀已全部熄灭，只点一个长明灯，此时将循环机K-4002停车，系统压力放空至0.05MPa。2.对新氢管线全面检查。与外部联系，将新氢引进装置，先到D-4003然后引到新氢机内，在新氢机出口放空十分钟，采样分析，氧含量0.5%，氢含量85%，启动新氢机向系统进氢气，通过高分压控控制高分压力在2.0MPa，多余气体走放空系统，此时循环机K-4002启动，全量循环。3.压缩机循环1小时后，高分采样分析，氢纯度85%，氧含量0.5%为氢气置换合格。三、气密前的准备工作：1.气密用的工具如洗瓶、肥皂水准备好。2.联系调度保证氢气供应充足。3.压缩机保证完好备用。4.瓦斯引至炉前，随时处于点火状态。5.安排好人员，作好泄漏记录，开车保运人员就位。四、氢气气密1.反应系统氢气置换合格后，全装置冷却器给水，启动空冷，加热炉按规程进行点火升温。升温速度为20-25/h，反应器床层温度升至150进行恒温。2.启用高分压控PV-4103，投入自动开始升压。多余的氢气走火距线放空。升压速度为0.1MPa/5分钟。将反应系统压力分别升至2.0、4.0、6.0、8.0MPa进行四个阶段的全面氢气气密。气密点包括法兰、阀门的填料、大盖、压力表嘴以及设备的人孔等。气密标准见下表，每个阶段稳压8小时，压降0.05MPa/h为合格。否则应查漏重新气密。气密程序表气密阶段1234允许温度常温135135135气密压力Mpa2.04.06.08.0介质H2H2H2H2压降Mpa/h0.020.020.0585v%, 氧含量0.5v%）及高压临氢系统气密合格后, 高分压力以1.0MPa/h泄压速度泄至7.0Mpa；同时反应入口温度控制为175。二、催化剂硫化示意流程 CS2 F-4001 R-4002 E-4001 E-4002 K-4002 D-4005 E-4005 EC-4001 E-4003 水三、催化剂硫化步骤及注意事项(1)检查急冷氢控制阀的可操作性, 然后将其关闭, 催化剂硫化阶段要避免使用急冷氢, 只有当所有其它控制催化剂床层温度手段失效时才使用。 将循环气量调至最大(40000NM3/h), 当高分压力降至7.0Mpa及反应器入口温度达到175并稳定后, 开始硫化。启动注硫泵, 逐步将注入量增加到220kg/h(若循环气量达不到设计值, 需相应减少CS2注入量), 从开始注硫, 就要密切注意催化剂床层温度的变化, 若温升大于30就须降低注硫量。硫化阶段要定时检测循环气纯度, 要保证氢纯度50%, 否则要排放尾气, 补充新氢。(2)当温波通过催化剂床层前要保持反应器入口温度不变。在整个硫化过程中CS2注入量220kg/h。(3)当温波全部通过催化剂床层后, 以3/h的速度平稳升高反应器入口温度, 直到在反应器出口测出H2S前, 不允许反应器内的任何温度点超过230, 若超过就应降低注硫速度, 保持反应器入口温度, 使反应器内的温度不超过230。(4)硫化期间, 每30分钟1小时测定反应器出口H2S含量, 测出H2S后, 调节CS2注入量, 维持反应器出口流出物的H2S含量为0.10.5%, 保持反应器入口温度为230恒温硫化8小时。在反应器入口温度高于230前, 循环气的露点必须-21。(5)当反应器催化剂床层在230恒温硫化超过8小时, 并且循环气露点-21, 开始以4/h的速度将反应器入口温度向290升温, 在升温硫化过程中, 反应器出口循环气中的H2S浓度应保持在0.51.0%。若循环气露点大于-21, 应停止升温, 当露点-21时, 再继续以4/h升高反应器入口温度, 直到290。(6)当反应器入口温度达到290, 循环气中H2S浓度达到0.51.0%和露点-21时, 开始以6/h的速度把反应器入口温度平稳地升高到370, 升温过程中的露点控制同上。从290向370升温过程中, 仍继续注CS2, 保持反应器出口流出物H2S含量为0.5%1.0%, 若H2S含量0.5%就停止升温, 达到要求后再升温。(7)若升高反应器入口温度时，催化剂床层的最高温度高出入口温度25时, 则不再提高入口温度。若催化剂床层的最高温度继续升高, 直至比入口高出35，则停止注硫化剂, 把入口温度降低30, 但不允许循环气中H2S浓度低于0.2%。若急需降低反应器二床层入口温度时，允许使用急冷氢。若降低加热炉温度和打急冷氢不能控制反应器温度, 就要将装置泄压, 加热炉熄火, 并引入氮气冷却反应器。(8)硫化阶段, 不允许反应器的温度超过400。(9)催化剂硫化期间, 要定时排放计量高分的生成水量, 并取样分析其硫含量。(10)当反应器入口温度达到370时, 调节注硫量, 使循环气中H2S浓度为1.02.0%, 保持8小时以上。(11)硫化终点判断(第(10)完成后):a)反应器出入口循环气的露点相差不大于3;b)反应器出入口H2S浓度相同。c)高分水不再增加。(12)硫化结束后, 降温开始时, 从高分放掉所有的水, 逐步降低CS2注入量, 使循环气中H2S含量为0.10.3%。以12/h的降温速度将反应器催化剂床层降至150。催化剂预硫化过程各阶段的基本要求及预硫化曲线。 硫化过程的要求如表-1及图-1。表-1 硫化过程的要求硫化阶段升温速度及有关技术要求循环气中H2S含量,v%1752303/h, 反应器H2S穿透前硫化温度不得超过2300.10.5230恒温恒温硫化时间8小时, 反应器出口循环气露点-21时, 应暂停升温。0.51.02903706/h, 反应器出口循环气露点-21时, 暂停升温。0.51.0370恒温恒温硫化时间8小时, 反应器出入口露点差3, 高分水液位不再上升, 硫化结束。1.02.0四、引低氮油注氨钝化1.准备工作:(1)反应器催化剂床层温度稳定在150。(2)循环气量达到设计要求, 循环气氢纯度不小于85%, 循环气中H2S浓度0.1%。(3)低氮开工油已准备完毕, 低氮开工油为总氮含量30时, 可减小进料量。(2)当温波通过催化剂床层, 温度趋于平稳和高压分离器液面建立后, 将低氮开工油的进料量提到35.0t/h。(3)启动冷氢, 使二床层入口温度比一床层出口温度降低5。(4)启动注氨泵, 注入无水液氨，注氨量为36.0kg/h。开始注氨后, 以15/h的升温速度升高反应器入口温度。如果任一床层的温升超过10, 就应保持其入口温度不变, 直至温升降至6以下。(5)注氨2小时后, 启动注水泵，以950kg/h注入洗涤水。(6)注氨的同时, 启动注硫泵向反应系统注硫, 保证循环气中H2S浓度0.1%。(7)注氨6小时后, 半小时要至少采一次高分水样, 分析氮含量。在氨穿透前反应器催化剂床层温度应205。(8)当高分水中氨含量达到1.5%时, 认为氨已大量穿透, 此时, 应及时降低注氨量为10.0kg/h。(9)氨穿透后以15/h的速度将反应器入口温度升至275, 钝化结束。若升温过程中催化剂床层温升大于30, 则应停止升温使总温升小于30。(10)钝化结束, 仍保持注氨、注硫的操作状态, 直至换进75%设计进料后第二小时, 方可停止注氨、注硫。五、分步切换原料油当反应器入口温度升至275, 催化剂注氨钝化已结束, 具备换进原料油条件后, 保持反应器入口温度275在60%的设计负荷上, 逐步由低氮开工油切换到100%的催化柴油, 这一过程分四个阶段进行, 每一阶段增加25%的催化柴油, 同时减少25%的低氮开工油。换油阶段的时间间隔为3小时。换进原料阶段启用冷氢，使第二床层入口温度不高于330。1.换进25%的设计进料:具备换油条件后, 开始向原料油缓冲罐引入设计原料, 把低氮开工油降至26.0t/h, 设计原料量为9.0t/h，总进料量为35.0t/h。注意观察反应器催化剂床层温度的变化情况。2.换进50%的设计进料第一阶段换油操作平稳3小时后, 换进50%的设计进料, 即设计原料量提至17.5t/h, 低氮油进料量为17.5/h, 总进料量为35.0/h, 观察催化剂床层的温度变化情况, 保持3小时。3.换进75%的设计进料上阶段结束, 换进75%的设计进料, 即设计原料量为26.0t/h, 低氮油量为9.0t/h, 总进料量35.0/h, 观察催化剂床层温度情况3小时。换进75%进料2小时后, 停止注硫、注氨。4.换进100%的设计进料上阶段换油完成, 仍保持反应器入口温度不变, 换进100%设计原料, 进料量为35.0t/h, 观察2小时, 操作平稳后, 逐步提高进料量，按要求调整操作。第七章 反应岗位操作法第一节 本岗位任务1.本岗位是加氢的关键岗位，在操作中，要掌握原料性质，按工艺卡片规定调整操作，控制反应温度和反应压力，高低分的液面和界面，做到平稳操作。2.根据装置的特点，做好节能降耗工作，同时保护催化剂活性，做到安全生产。3.配合班长及其它岗位做好全装置的平稳操作，保证生产质量。第二节 主要工艺操作指标1.原料油缓冲罐 压力0.02MPa2.反应器 总压6.87.5MPa入口温度：初期260，末期333出口温度：初期373，末期398空 速：0.8h-1氢 油 比：500：13.高压分离器 压力：6.07.3MPa液位40-60%4.低压分离器压力0.680.02MPa液位40-60%5.高压注水泵流量6m3/h第三节 岗位操作法反应部分的主要操作参数有反应温度，压力、温升、氢气流量、进料量、注水量、高低分液位、界位等。现分别介绍如下：1.缓料油缓冲罐(D-4002)的操作(1)液面控制控制好原料油缓冲罐的液面，防止冒罐或因液位过低造成原料油泵抽空。其液面由进料控制阀LV-4101控制，而LV-4101通过LIC-4101来调节其开度。正常生产时控制液面60-80%，液面低就通过LV-4101增加原料量，反之则相反。本项目控制阀LV-4101影响液面波动原因a.进装置原料油中断b.过滤器堵塞c.调节阀LV-4101故障d.原料油泵故障处理方法a.联系调度、油品，查明原因，作相应处理b.切换备用过滤器，清理堵塞过滤器c.LV-4101走副线控制，联系仪表处理d.切换备用泵联系钳工或电工处理(2)压力控制原料油缓冲罐压力过高会损坏设备，过低会造成原料油泵抽空或使进料波动，因此缓冲罐设有氮气保护措施，压力正常时通过压控阀PV-4101A、B来调节。压力控制在0.02MPa，可以通过PIC-4101来调节PV-4101A、B的开度，当压力低时，则打开充气阀PV-4101A，补入一定氮气；当压力高时，则PV-4101关闭，打开PV-4101B放出一部分气体。本项目控制阀，PV-4101A、PV-4101B影响压力波动的原因：a.氮气压力低或中断b.调节阀PV-4101A、B故障c.原料油中断或突然增大d.原料油泵故障处理方法：a.联系调度，保证氮气供应b.PV-4101A、B改副线控制，并联系仪表处理。c.联系调度、油品，查明原因作相应处理d.切换备用泵，联系钳工、电工处理2.反应器(R-4001)的操作(1)反应温度的控制反应温度实际上是指反应器入口温度，反应温度是加氢工艺参数中最主要最灵活的参数，也是调节产品质量的主要手段。由于加氢反应是放热反应，因此，提高反应温度可加快加氢反应的速度，提高脱硫、脱氮及烯烃饱和率，改善油品安定性。但反应温度过高，会使加氢裂化反应加剧，耗氢量增大，催化剂易结焦，降低催化剂的寿命。因此 ，加氢精制反应温度，一般不宜太高，但反应温度也不可太低，否则会影响反应速度，降低加氢深度，导致产品质量下降。在实际操作中，根据不同的催化剂活性，在生成油质量合格的前提下，采用较低的反应温度。反应温度主要通过加热炉出口温度与炉膛温度串级控制，用燃料气调节阀TV-4102来进行调节，炉出口温度的变化影响反应器入口温度的变化。因此，在正常生产过程中，必须精心调节保证炉出口温度的稳定。同时注意在提降温时，应遵循“先提量，后提温；先降温，后降量”的原则。本项目控制阀：TV-4102影响反应温度的因素a.进料不稳b.原料油带水c.燃料气带液d.燃料气压力变化e.循环氢或新氢量波动