航煤加氢资料

-1.1装置基本原理介绍 加氢精制是在一定的温度、压力、氢油比和空速条件下，借助催化剂的作用，将油品（直馏航煤）中的硫、氮、氧化合物转化成易除去的H2S、NH3、H2O而脱除，并将油品中的杂质如重金属截留在催化剂中。同时烯烃、芳烃得到饱和，从而得到安定性、燃烧性都较好的产品。, u- Z0 j/ D s2 w4 J. f/ g1.1.1 脱硫硫化物的存在影响了油品的性质，给油品的加工和使用带来了许多危害：对机械设备的腐蚀，给炼油过程增加困难，降低油品的质量，燃料燃烧造成环境污染等。其中，有代表的含硫化合物主要有硫醇、硫醚、二硫化物和噻吩等。9 5 S; D 1 i1 i; XRSH+H2RH+ H2S 8 K5 7 N0 D7 I 1.1.2 脱氮 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。石油产品中的含氮化合物主要是杂环化合物，非杂环化合物较少。 2 R T! 0 K2 a/ $ P: d! SR NH2 + H2 RH + NH3% VA- _. a- x O1.1.3 脱氧RCH2OOH + 2 H2 RH3 + 2H2O C3 3 I7 , i. A* 1.1.4 烯烃、芳烃的饱和; n7 0 ya) $ U& u6 C1 R7 m9 M- z nRCH=CHR RCH2¬¬-CH2Rx8 r0 W4 ! B7 d- _! M3 p7 L: U8 H. O7 M4 u1.2工艺流程说明1.2.1 反应部分直馏航煤自原料罐区及常压装置来经原料油过滤器（1001SR101A/B）原料油脱水器（1001D104）进入原料缓冲罐（1001D101）。经加氢进料泵（1001P101A/B）升压至约2.7Mpa与氢气混合,然后经反应流出物/反应进料换热器（1001E101A/B/C/D）壳程，换热后进入加热炉（1001F101）加热至反应所需的温度进入反应器（1001R101）。混氢原料在催化剂的作用下进行加氢反应,反应产物与反应进料换热后经空冷器（1001A101）冷却到50，进入低压分离器（1001D102）分离出大部分的生成油进入分馏部分，低分顶部出来的循环氢与装置外来新氢混合经循环氢分液罐（1001D103）脱液经循环氢压缩机（1001K101A/B）增压后与原料混合进入反应系统。6 mo6 U0 p) m$ c+ # d1.2.2 分馏部分W8 I. ig Y- ( v3 C I自反应系统来的生成油经精制航煤/低分油换热器（1002E201A/B/C/D）壳程与精制航煤换热进入分馏塔（1002C201）第25层塔盘。塔顶油气经空冷器（1002A201）与分馏塔顶后冷器(1002E202)冷凝后入分馏塔顶回流罐(1002D201)分出气/液两相。气相与柴油加氢精制装置塔顶气体合并后,送去轻烃回收装置；液相分出污水后经分馏塔顶回流泵(1002P201A/B)提高压力后一部分作为塔顶回流，控制塔顶温度。一部分与柴油加氢精制装置石脑油合并送出装置作重整进料。塔底油一路经分馏塔底重沸器(1002E204)壳程，与柴油加氢装置来的精制柴油换热后返回塔底，另一路经精制航煤泵（1002P202A/B）升压后经精制航煤/低分油换热器与低分油换热，经空冷（1002A202）和后冷器（1002E203）冷却至40后配入一定比例的抗氧剂经精制航煤过滤器（1002SR201A/B）和精制航煤脱水器（1002D204）作为产品送出装置去罐区。也可混入精柴出装置。航煤出装置前需要在线加入抗氧化剂。装置内设抗氧剂配制罐（1002-D-202）、抗氧剂中间罐（1002-D-203）和抗氧剂计量泵（1002-P-203A/B）。有关抗氧化剂的配制设备需放置在避风避雨场所。抗氧化剂母液配制浓度10g/L，抗氧剂配制罐（1002-D-202）每罐加抗氧剂25Kg。& ! 8 9 T# Q6 ! ) o u1.2.3 催化剂活化流程+ m% X W6 G: C- r- t& l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活化。设计采用液相活化方法，以直馏煤油为活化油。催化剂进行活化时，系统内氢气经循环氢压缩机按正常操作路线进行循环，活化油经原料泵升压进入反应系统，按催化剂活化升温曲线的要求，控制反应升温速度至催化剂活化结束。催化剂活化结束后，活化油通过不合格油线退出装置。1.2.4 公用工程部分工艺流程（1） 净化风和非净化风系统$ / ( o 7 z0 a |.MPa的净化压缩空气自净化风供风系统来，进入净化压缩空气罐（903D307）稳压后至气动阀及各仪表用点。非净化风自装置外来进入装置后引至各软管站。（2） 新鲜水系统* C/ E! k3 1 i7 C. x新鲜水自新鲜水管网来进入装置各用水点。（3） 循环水系统 K- Y% sR* l& L3 A循环冷水自循环水供水系统来，并联进入装置各冷却水用点，换热后的循环热水再汇成一路出装置。（4） 1.0MPa蒸汽系统1.0MPa蒸汽系统自管网来至各用汽点、吹扫点、加热器。: J _5 t- O+ k1 A2 T（5） 燃料气系统6 b6 k. B * X% I( A: a8 f燃料气自装置外系统来部分至加热炉作燃料气，另一部分至（1001D101）作保护气。（6） 氮气系统1 Y% l+ C) g) w低压氮气(0.85MPa)由系统进入装置各用氮点。高压氮气(2.5MPa)进入装置各用氮点。1 M2 6 G0 5 2 m0 3 o6 K( g- B9 K# I. a% ?. ?4 v6 T1.3物料平衡 原料 产品性质1.3.1 物料平衡见表1.3-1表1.3-1* e. L# B! H7 j+ k$ W t物料平衡w% 初期 末期入方： 原料油 100.000 100.000H2（化学耗氢） 0.067 0.0652 B$ i. U6 cs5 F1 P小计 100.067 100.065出方： 4 # p7 XG& JH2S 0.046 0.044航煤馏分 100.021 100.021小计 100.067 100.065( Y y) G y: r j; B1.3.2 原料、产品性质及主要技术规格5 f) c6 N8 O+ ) B, n6 y3 a1 L（1） 原料 ) t2 . 5 i. b5 H* s _ 原料油该装置原料油为直馏航煤，其边界条件如下：+ w# ( j8 M* c M$ R进装置温度： 常压蒸馏装置直供原料时为50 罐区供原料时为40进装置压力： 0.6 MPa(G)性质见表1.3-2表1.3-20 G: G5 J+ 2 i2 J$ _项目 直馏航煤密度 kg/m3 7758303 C8 c3 W- F! l+ A4 1 y! - l5 R o硫，mg/g 1450; o: J. F2 I1 Z( o1 硫醇性硫，mg/g 105$ s# _4 e. |q j; t; H冰点， -50倾点， -60烟点，mm 31馏程（ASTM D86）， 8 # * Q# P+ Ev3 w( U2/5% 135/166# D1 t# U8 r) f9 A4 10%/30% 177/191) Z; t d7 m$ z50%/70% 202/21490%/95% 232/241$ F6 o3 J0 ! z5 V, t 98 252 新氢该装置所用新氢由重整装置提供，其边界条件如下：进装置温度： 40进装置压力： 2.0MPa(G), D3 H; + X7 Qv6 p组成见表1.3-3组成见表1.3-3 组成 H2 C1 C2 C3 iC4 nC4 iC5 C6+V 91.35 2.67 2.71 2.18 0.47 0.35 0.11 0.16; Na$ % n, 5 # 8 F9 V（2） 产品规格! R$ U# I0 L/ l5 G& |B# p 石脑油1 O% V2 x! & 4 4 F/ y该装置产生的少量石脑油与柴油加氢精制装置产生的石脑油汇合后送至重整装置。 航煤) T, _% T! 9 s5 W& F, _该装置主要产品为优质3号喷气燃料，其质量满足GB6537-94要求，预期产品性质见, ?! D O5 P b/ n3 E0 a表1.3-4表1.3-43 t8 L0 S( r, Y7 p3 C控制项目 单位 控制指标颜色（赛氏比色） 号 透明无溶解水及悬浮物, R; X. Z R5 o* Z& i: O* L8 g总酸值 mgKOH/g 0.0152 D; % % F: U芳烃含量 %(V/V) 20烯烃含量 %(V/V) 5.0. r) B! tZ! + 总硫含量 %(m/m) 0.20硫醇性硫 %(m/m) 通过. c- k8 ?- e0 或博士试验 通过/ B q& |; Gy8 g4 M+ U10回收温度 20550回收温度 232终馏点 300残留量 %(V/V) 1.5 x0 h. W- u+ p; L 水反应界面情况 级 b! _& X* L( | t( % H3 电导率(20) pS/m 50450实际胶质 mg/100ml 7* J# y2 T: 6 v闪点 38 f% E$ y# X6 i, u密度(20) kg/m3 775830冰点 -47粘度，20 mm2/s 1.25粘度，-20 mm2/s 8# D! h) W$ K# S0 9 O; j: g净热值 MJ/kg 42.8烟点 mm 25或烟点最小为20mm时，萘烃含量 %(V/V) 3.0 铜片腐蚀(100，2h) 级 ; p7 x B0 g( t银片腐蚀(50，4h) 级 热安定性(260，2.5h)，压力降 KPa 3.3+ Y7 H# l) # I 管壁评级 3,且无孔雀蓝色或 异常沉淀物. c; G A0 N1 w) I+ H/ _9 n 固体颗粒污染物含量 Mg/l 报告3 k f7 zH, Q KC3 |H3 , d8 i1.4能耗指标$ v; H: ) _, A7 d* i7 V能耗指标及计算表/ d/ d# |) V: L) V6 T4 H, |序0 T; S+ X- F% d4 N5 xb$ O号 项 目 年消耗量 能耗指标 能耗+ ) g; A+ e0 h7 ?) : V7 r1 ? 单位 数量 单位 系数 MJ/a1 循环水 万吨 45.70 千焦/吨 6.38 191.473 电 万度 233.5 千焦/度 11.84 2765.77! | 4 ( E3 y4 K8 u4 燃料气 万吨 78.96 千焦/吨 39.464 3115.845 氮气 万标米3 2.6 千焦/标米3 6.28 16.356 净化风 万标米3 75.60 千焦/标米3 1.59 120.2d* a) , , U) s5 R7 蒸汽（1.0MPa） 万吨 0.17 千焦/吨 3182 534.588 凝结水 万吨 -0.17 千焦/吨 320.3 -53.18 能耗合计 422.29. 9 $ 3 k- y9 N4 Z! A 单位能耗 10.09104kcal/t s# ( p8 h g/ D+ . y* 5 . H% w7 Q9 h) U/ F1.5装置设计的主要操作条件9 K$ j2 T a* j R5 D# C1.5.1 反应温度加氢反应的温度是根据催化剂和油品的性质决定的，提高反应温度会加快加氢精制的反应速度，生成油的含硫及含氮量会降低，只要能达到所要求的加氢深度，反应温度就不要再提高。因为反应温度过高裂解反应加快，精制油的溴价反而上升，气体产率增加，温度过高对催化剂寿命及设备都有不利的影响，所以必须根据原料油的性质和产品的要求等条件来确定适宜的反应温度。& P- 5 i( W 1 X! p/ U1 a反应温度是反应部分最重要的工艺参数，其他参数对反应的影响，可用调节反应温度来补偿。影响反应温度的因素很多，一般可归纳为以下几种情况：（1） 原料油的性质4 c6 o5 S& w, Q9 T含硫含氮量越高，反应热越大，温度容易升高，溴价高反应热更大，温度也更容易升高，如果原料油性质变化过大，就会出现床层温度波动的情况。当原料油带水时，会使反应温度下降，催化剂强度降低，这时应迅速通知罐区加强脱水，同时加强对本装置原料系统的脱水。若带水严重，则立即切断进料，联系调度及罐区换罐切水。（2） 进料量的变化 若原料油的硫氮含量较高，进料量较大，会使床层温度上升，进料量减少，会使床层温度下降。所以加减进料量都要适当调整反应器的进料温度。在调节进料量时应遵循以下原则：先提量后提温，先降温后降量，正常生产时，提降量的速度不大于5-8t/h4 d- K- / N5 L2 k& F% i（3） 氢油比# f2 3 Y; k3 U 氢油比大能带走更多的热量，有利于床层温度的控制，炉管和催化剂也不易结焦。氢油比过小床层温度容易波动对于本装置炉前混氢的流程来说，氢量的变化将直接导致反应温度的波动，维持一定的氢油比能保证反应所须的氢分压，同时也有利于原料油的均匀雾化。6 k( 9 J# t! I) M9 i. 4 S（4） 氢气质量4 k% _; _0 W: w% x+ h 总压不变时，氢纯度越高氢分压也越高，有利于加氢反应的进行，所以应控制新氢及循环氢的氢纯度，不能太低。新氢中的CO和氢气发生甲烷化反应并放出大量的热，所以新氢中的CO含量增加，会使床层温度升高。 CO+3H2CH4+H2O+214.76千焦/克分子（摩尔）9 k$ e9 & c. j5 ?( z反应的结果不仅消耗了氢气，而且放出了大量的热使反应器催化剂床层有更大的温升，破坏反应平衡，同时生成的水蒸气为极性化合物，优先吸附于催化剂的活性中心，防碍催化剂的作用。|+ ; |$ M+ n1 z2 W( f由于CO和CO2及其反应物在系统中的积累，可使循环氢的纯度降低。CO2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（NH4）2CO3容易形成结晶析出，堵塞管道而增大压差。O2的存在是一个危险因素，O2和H2反应并放热。1/2 O2+ H2H2O+241.86千焦/克分子（摩尔）. H; C! a% j( 新氢中的氧含量增高，会使反应温度突然升高，压力骤增，严重时会发生爆炸事故。氢气中混入氧气的爆炸极限，在常压为：4.174.1，在高压下无具体数字，一般规定系统中氧含量小于0.5即可。- P% G1 b9 # t1 $ M# |& X（5） 结焦的影响 原料油不能单独进入反应器，虽然几分钟内没有氢气不会损坏催化剂，但是延长无氢操作的时间，将会使催化剂表面严重结焦。操作温度过高也会因裂解而结焦。催化剂床层结焦不是十分严重时，只是反应器内催化剂床层温度的局部上升，这是因为有结焦，阻力大，气体不流动，故不能将该处的热量带走，造成温度上升。若催化剂结焦严重，气体难通过，则形成气体偏流或短路，使壁温升高。催化剂是否结焦可以通过压差值是否增加来判断。（6） 加热炉操作的影响9 J6 o$ . , ?) ; W& G5 E 加热炉出口温度是控制反应器入口温度的重要手段，它直接影响到反应器的入口温度和催化剂床层温度，正常开停工时升温、降温速度不大于25/h。所以加热炉的加热效果，燃料气的压力、流量、燃料气的调节阀是否失灵以及火嘴燃烧效果都会影响反应器的入口温度。（7） 催化剂的活性 mo% & q* S: c4 K8 C 在催化剂使用初期，活性高，床层温度容易上升，所以，提量和提温的速度要求慢些，随着催化剂使用时间的延长，活性降低，要通过逐步提高反应温度的办法来维持产品的质量。; q% G! N6 Y（8） 系统压力的波动 系统压力波动会影响进料量氢油比和反应深度，故也会影响反应温度。1.5.2 反应压力0 e/ a0 v0 E1 D+ r. s0 B0 e1 ( K反应压力的影响是通过氢分压来体现的。系统中的氢分压决定于氢油比、操作压力、循环氢及新氢纯度。反应压力是根据催化剂的性能、原料油的性质以及对产品质量的要求和设备情况决定的。在其他条件一定时，提高反应压力，可促使加氢反应的进行，烯烃、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，油品的安定性好，同时，还可防止催化剂结焦，有利于保持催化剂的活性，提高催化剂的稳定性。但是，反应压力也关系到工业装置的设备投资和能量消耗。影响本装置反应压力的因素：（1） 仪表故障（2） 反应温度：反应温度的高低直接影响反应系统的压力。在原料性质一定时，反应温度不同，耗氢量将不同，会对系统压力造成影响。（3） 系统泄漏：系统的阀门泄漏、设备泄漏或其它原因使系统气体向外泄漏时，对系统压力造成直接影响。（4） 原料油的性质：当原料油带水时会影响系统压力，其它化学性质有较大的改变时，引起耗氢量的变化，也会影响系统压力。! J- s1 C. J: p1 z1 S（5） 催化剂结焦：反应器催化剂结焦，使床层压降增加，反应器入口压力也会升高。9 f9 9 a0 k+ S l（6） 压缩机故障：由于压缩机的故障引起压力波动，压缩机切换过程中，压力也有波动。5 R7 cx1 i- o. w2 z（7） 进料量：进料量波动较大时也会引起压力的波动。* P* l! D Q3 M, a% Z1.5.3 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（一般按常温的条件下的体积或冷油体积）之比。5 |$ |- K. / Q) G: # d. ? P. N 影响氢油比的因素有： j2 Bv% ( c9 c% w（1） 进料油量。（2） 新氢量及循环氢量。% |9 g8 J& L, w+ D q7 Eg+ T3 （3） 氢气纯度。* z1 y# A) C& e4 z( X（4） 仪表故障。4 Z, i, T- P& Q9 . f1.5.4 空速空速是指单位时间内，单位体积(或重量)的催化剂所通过进料油的体积(或重量)数。随原料油的性质和采用的催化剂的活性不同，所选用的空速也不同，空速增大意味着处理能力的增加，在不影响原料油反应深度的前提下，应尽量提高空速，从而达到优质多产的目的，本装置设计的空速为5.0h-1（体积空速）。 一般来说，在温度压力一定的条件下，空速增加，原料油转化率及加氢深度下降，产品中含硫量、含氮量及溴价增加。空速降低，加氢深度加深，但空速过低不但影响装置的处理量，也会使裂解反应加剧，导致催化剂的积碳增加，缩短催化剂的寿命。) L* * A$ d* f; A3 K主要工艺过程操作条件见表1-1；2 d - U8 I# 1 L6 n* b表1-16 zi. O% s9 _$ W1 C% Z3 项目 主要操作条件 运转初期 运转末期* |1 S* _0 AW/ O一 反应部分 4 % W/ vn) a: r, h反应器入口温度， 240310 2403108 % O: i/ T: j# p( e体积空速，h-1 5 5氢油体积比，v/v 5080 5080化学耗氢，m% 0067 0065: B% C! E! T7 _ z4 1 j6 Y! J新氢量，Nm3/h 622 664$ P1 q# Wx% f! L: E( Q循环氢量，Nm3/h 3613 36221 Z* g: |- m/ P3 m: : a) W# A低压分离器压力，MPa(G) 1.31.5 1.31.55 i! ?5 s+ t2 X, 9 y k+ + II5 ?- L低压分离器温度， 50 50 ; k3 / V. x4 p0 J1 p7 P% v二 分馏部分 分馏塔进料温度， 200240 200240分馏塔底温度， 230270 2302700 M& G8 ( N+ _0 m! q分馏塔顶回流罐压力，Mpa(G) 0.150.21 0.150.213 4 z; o _ f; D分馏塔顶回流罐温度， 40 40 ! c6 W& U5 r- % R& m分馏塔顶温度， 165185 165185 D1 k+ IC$ PG第二章装置操作法4 _* HL a! Q2.1系统（岗位）操作法* N5 z( Q9 M d2 Z2.1.1 反应部分操作（1） 原料油缓冲罐1001-D101的操作2 J, W z; k1 ; nw% n# W 原料油缓冲罐压力调节为了防止空气进入原料油缓冲罐，原料油被氧化，原料油缓冲罐设有燃料气气封保护措施，使原料油缓冲罐保持一定的压力，同时，可以使1001-P101的入口有较大的压头。当压力下降时，通过罐顶压力分程控制回路1001-PIC-0201控制调节阀1001-PV-0201B关闭，打开调节阀1001-PV-0201A补充入一定量的燃料气；当压力上升时，控制调节阀1001-PV-0201A关闭，打开调节阀1001-PV-0201B向火炬排气，直至压力平稳。s* w3 P/ v: |影响原料油缓冲罐压力波动的原因及处理$ a1 g4 J/ Ee0 0 Ot影响因素 处理方法 I6 s2 d0 S. y5 Y9 _1.燃料气压力的波动。9 % X1 M( Y6 A1 x2 z: L 1联系调度，稳定燃料气系统的压力; U4 + g( ?, r 2将压控改手动控制直至压力平稳2.液位上升或下降过快，导致容器空容变化较快，压控系统不能及时调节。 1.压力过高时，将压控系统由自动改为手动并全关A阀同时打开B阀进行调节；压力过低时，手动并全关B阀同时打开A阀进行调节。! i& v* Z3 |7 T 2控稳进料量。# U0 : Z/ F: E- J L- w 3控稳反应进料量。 4.改用D-101顶的氮气进行补压。3.仪表故障：压力测量为假信号。2 G% e& w; H% B8 m 1.查看现场压力指示配合内操操作。& i4 X7 $ , Q3 c 2.联系仪表工处理。4.仪表故障：控制阀不动作。 1.使用调节阀副线配合操作。& N0 i1 9 u- d+ z 2.联系仪表工处理。 液面调节7 N+ C7 n. r2 M4 t5 g原料油缓冲罐液位调节是通过液控1001-LICA0201控制直馏航煤进装置流量来实现的。液位高关小1001-FV0101，液位低则开大1001-FV0101。原料油缓冲罐液面控制高一些有利于原料进装置波动时有缓冲余地，但是如果液面过高，会引起罐顶燃料气带油；液面过低，容易引起1001-P101抽空。1001-D-101液位的影响因素及处理3 Q) K0 f) o, W5 S影响因素 处理方法$ O9 X& e& n4 D1 UF% |* O1.仪表故障：液位测量为假信号。 1.参考现场玻璃板液位控稳液位。0 e C0 V- V0 & K: l$ J 2.联系仪表处理。2.仪表故障：液控1001-LICA0201故障。 1.将1001-LICA0201改成手动，若无效则外操使用调节阀副线配合操作。# o6 w# 1 Z( D1 9 E8 v/ i3 V) F 2.联系仪表处理。3.抽出物料流量突然增大或减小导致液位变化大。 1.手动控稳反应进料流量；若不行使用流量调节阀副线配合操作。k% l6 Y! 9 2.泵故障,启用备泵，并尽快对故障泵进行检查修理。4.进料流量中断或减小。 1.适当降低反应进料量。% L; r$ I3 ? A 2.联系调度查找原因。% V+ q0 M: s d8 n. J$ u( l5.原料油缓冲罐压力波动。 通过1001-PIC0101分程控制将1001-D101的压力调节至正常值。0 |* M8 M& y4 . n（2） 反应进料量调节本装置以直馏航煤为原料，通过1001-P101升压后向反应系统进料。反应进料量的调节是通过1001-FV0201控制1001-P101出口进反应系统的流量来实现的。反应进料量偏大时关小1001-FV0201，反应进料量偏小时开大1001-FV0201。正常操作时，应先提量后提温，先降温后降量为原则。. C p, T2 5 r* m2 M4 t影响反应进料波动的原因和处理方法4 e1 M/ c& y K7 b 影响因素 处理方法1. 1001-P101的故障。 启动备用泵，恢复进料，并尽快对故障泵进行检查修理。2. 1001-D-101液面过低，造成原料泵1001-P101工作不正常，容易抽空。 通过1001-LICA0201将1001-D101的液面调节至正常值。3. 1001-D-101压力过低，原料泵压头不足，原料泵vP101容易汽蚀。 通过1001-PIC0101分程将1001-D101的压力调节至正常值。# r: K1 T8 M: w+ o4.反应系统压力波动。 通过1001-PIC0501将反应系统压力控稳。( j$ M4 3 7 A) K5.仪表故障：流量测量1001-FT0201为假信号。 联系仪表处理。6.仪表故障：流控1001-FIC0201故障。 1.将1001-FIC0201改手动，若无效使用调节阀副线配合操作。% p: t2 b9 z6 J% D9 x 2.联系仪表工处理。8 K. l$ C: d7 E/ qc4 jI! r2 L( K3 V（3） 反应器入口温度调节严格控制好反应器入口温度，防止温度过高使加氢裂化反应加剧，氢耗增大，加速催化剂结焦；同时也要防止温度过低使加氢精制深度不够导致产品质量下降。1001-R101的入口温度是由1001-TICA0301与1001-PIC0303串级调节来控制的，当1001-R101入口温度高,关小1001-PV0303，当1001-R101入口温度低就开大1001-PV0303。提降温度速度应不大于25/h。影响反应器入口温度波动的因素及处理* y# f% A* H0 P0 c j9 影响因素 处理方法0 ?$ |8 h6 b1反应进料量及性质的波动。 1控稳反应进料量。8 V, ( Y1 3 S4 f; K i 2加强原料油缓冲罐的脱水。 3联系调度切换原料。4 x5 T# % Z3 + f0 y$ , m2循环氢、新氢流量或纯度的变化。 1联系调度及有关单位，稳定供氢压力。; q- M* N! P4 l, 4 D 2加强对压缩机的检查，稳定循环氢的流量。7 C. v# E5 g( i8 t. M0 n& f O5 q 3加大或减小废氢的排放，稳定循环氢的纯度。* V7 c! ) u% q P. 4 E. r6 F3加热炉出口温度变化。 控稳加热炉出口温度。 j5 h9 C1 u$ W（4） 低压分离器的操作 低分压力的控制: Nw; o( d, * H低分罐1001-D-102的压力调节是通过1001-PIC0501A和1001-PIC0501B的分程调节来实现的。低分罐1001-D-102的压力高时，就先关小1001-PV0501B，如果全关1001-PV0501B压力还高就开大1001-PV0501A，直至压力平稳。如果低分罐1001-D-102的压力低时，就先关小1001-PV0501A，如果全关压力还低就开大1001-PV0501B，直至压力平稳。: O3 k) Q9 o; S8 Fa- J& Q$ H0 L$ f# ) V影响低分压力波动的因素及处理影响因素 处理方法1新氢量波动。 联系调度，控稳新氢量。$ e7 Vj; M* ( K! A, B2仪表故障（包括1001-PIC0501B和1001-PIC0501A以及系统的放空阀）。 改手动控制，若无效改副线控制，并及时联系仪表处理。% X6 F& AQ1 z7 + W3原料带水。 原料油带水时，加强1001-D-101脱水及通知原料油罐区加强脱水。4反应温度波动。 控制好反应温度，使反应温度保持平稳，调整反应温度时，要控制好提降温的速度，正常操作，提降温的速度为2025/h。5进料量：进料量波动大时会引起系统压力的波动。 反应进料量要控制平稳，提降量时要缓慢进行。/ a7 l, h6 M6 r1 g 液位调节低分罐1001-D-102的液面通过液控1001-LICA0502与流控1001-FIC0503串级调节来实现的。低分罐1001-D-102液位低就关小1001-FV0503，液位高就开大1001-FV0503。低分罐1001-D-102液位过高会造成循环机入口氢气带油，发生压缩机带液事故，损坏压缩机；液面过低会有可能造成低分气串入分馏塔影响平稳操作和正常生产，严重时造成串压事故。影响低分液位的因素及处理方法3 z: A& l, M# t+ X影响因素 处理方法1 _$ J# A5 b% D/ g& p1.反应进料量波动。 控稳反应进料量。2低分压力波动。 控稳低份压力。3.液位测量为假信号。 联系仪表工处理。3 F |B$ v8 g& Q4 K+ E?. S4.液控1001-LICA0502故障。 1001-LICA0502改手动控制，若无效改副线控制，并及时联系仪表处理。1 C! / cw3 j, J# q C5.分馏塔压力波动。 控稳分馏塔的压力。 界面调节& 0 x! T6 H4 e低分罐1001-D-102的界面是通过界控1001-LICA0501来控制的。低分罐1001-D-102的界面过高时，就开大1001-LVO501，过低就关小1001-LV0501。界面过高，造成分馏塔带水，使产品的腐蚀不合格，界面过低，则污水带油。2 A3 h7 e: d9 a, s$ ?) k影响低分界位波动的因素及处理方法! W7 |4 jZ+ / & T# h% J影响因素 处理方法+ i+ l1 M9 X3 W4 J. h/ $ |& q1界控1001-LICA0501故障。 联系仪表处理改副线操作。7 * ! D* H* L- j2原料带水过多。 加强脱水。 G5 o1 % b2 B# Z. g3低分压力波动。 控稳低分压力。（5） 反应空冷出口温度控制反应空冷出口的温度主要由空冷1001-A-101调节，控制在45-50之间，使油、气有一个较好的分离条件，同时减少油、水乳化的程度，温度过高易使循环机带液及氢气溶解量过大。 1001-TIC0501 是通过1001-A-101的变频控制电机转速来调节1001-D-102入口温度的。影响反应空冷出口温度的因素及处理方法影响因素 处理方法1.反应温度的变化。 变频调节电机的转速。! L5 h a* . h8 J9 E z$ N2.空冷故障。 适当调节加氢反应器出口温度，联系维修处理。（6） 循环机入口分液罐1001-D-103的控制 ( l3 c, ?& d1001-D-103液位是通过1001-LICA0602控制排液量来调节的，1001-D-103液位应尽量控低。保证1001-D-103内有一定液位的罐容以确保氢气既不泄漏出来，又不带液至气缸，确保装置安全运行。正常操作时要加强压缩机入口缓冲罐排液和检查压缩机入口排液阀是否工作，及时联系仪表处理。& f6 s G( L4 A; 1 m. 影响液位的因素及处理9 e0 X9 j3 d3 Q& u4 A影响因素 处理方法1.低分罐的液位过高。 控稳低分罐的液位。2.低分的进料温度过高。 控稳低分进料的温度。, G; Q5 P6 j?: c7 ?% W3.液位测量为假信号。 内操联系仪表工处理。4液控1001-LICA0602故障。 1. 将液控1001-LICA0602改成手动，若无效则外操将调节阀改副线配合操作。1 1 l9 g0 z2 Y4 2.内操联系仪表工处理。Q5 C6 u5 h3 D$ q. S9 I5.液体放空压力过高。 1.检查放空流程是或畅通。 2.联系调度处理。（7） 产品质量的调节+ D$ R6 R- l0 K# 4 X 产品溴价偏高. P4 b$ S* W$ B影响产品溴价偏高因素及处理9 j7 t6 u1 o* k5 X 影响因素 处理措施1.原料溴价高。 提高反应温度，若无效联系调度切换原料。2.反应压力低。 在操作范围内，适当提高反应压力，增加氢分压。3反应温度过高或过低。 调节反应温度。/ M, T L * K4.空速太大。 联系调度降低处理量。3 J4 O9 ?( h5 A/ B& o8 h5催化剂活性下降。 1提高反应温度。8 G( l5 r 1 s1 ! w2 i 2降低处理量。 3停工更换催化剂。6.循环氢纯度偏低。 1.加大废氢排放量。 2.加大新氢补充量。3 h0 4 W! r6 e( _! Q7.氢油比小。 提高氢油比，提高循环氢量或氢纯度。V! M( C/ v$ D; g* J8.换热器内漏。 视产品质量的影响情况决定是否停工。! X1 i9 N9 Z% ? I6 v) y9.化验分析有误。 重新取样分析。7 z8 K4 K- _0 Y+ J& Yh. R 产品硫、氮含量高影响产品硫、氮偏高因素及处理影响原因 处理方法1原料硫、氮含量高。 提高反应温度，若无效联系调度切换原料。( t; o: $ J, G2反应温度偏低。 适当提高反应温度。3氢油比过小。 1增加循环氢量。 2提高循环氢的纯度。$ f9 X9 / f/ s3 E+ Z- A9 k8 E4催化剂活性下降。 1提高反应温度 2降低处理量。 3停工更换催化剂。5空速过大 请示调度降低处理量2 c( I! B7 ?5 T- 7 C9 I; x# * s4 ( M2 k. r6分馏部分操作波动。 调节分馏塔操作，控制各参数在指标范围内。. a, I8 i# I! U; Q( E: u& n7换热设备内漏。 视产品质量的影响情况决定是否停工8化验分析有误。 重新取样分析。2.1.2 分馏部分的工艺操作2 y* S6 S& b. i0 e& j在分馏塔正常操作时，由于塔顶回流塔底上升汽相的作用，沿着塔高建立了两个梯度，即温度梯度和浓度梯度。由于这两个梯度的存在，在每块塔板上，由下而上的较高温度和较低轻组分浓度的汽相与由上而下的较低温度和较高轻组分浓度的液相互相接触，进行传质和传热，达到平衡而产生新的平衡的汽、液两相，汽相中的轻组分和液相中的重组分得到提纯。