哈尔滨煤制油有限公司F3A064D7-A480-45ED-B884-E7AD505D75BA操作法

1、哈尔滨煤制油有限公司加氢装置岗位操作法1.岗位任务及管辖范围1.1岗位任务：利用哈尔滨气化厂现有富余净煤气提纯氢气，利用哈尔滨气化厂现有副产品煤焦油分馏生产加氢原料油和2#煤制重油，采用加氢工艺对加氢原料油进行改质，改质产物经分馏制得煤化工轻油、2#煤制燃油。生产过程副产的烃灯氢体送燃料气管网。1.2管辖范围包括加氢装置、PSA单元、原料油及成品油罐区。主要设备有预分馏塔、分馏塔、稳定塔、加氢反应器、高压分离器、加热炉、新氢及循环压缩机、解吸气压缩机等。2 工艺流程说明：根据本装置特点，分预分馏、反应、分馏、PSA四部分进行说明。2.1预分馏部分罐区（T-1200-06、07）原料罐来的中油（

2、50）经原料油升压泵（P1100A、B）升压到1.25MPa，进入预分馏原料油缓冲罐（V1101），压力为0.7MPa。为防止空气混入，V1101上部用煤气作气封。从V1101出来的原料油经原料油/预分馏塔中段回流换热器（E1101A、B）与预分馏中段回流换热至100，再经原料油/2#煤制重油换热器（E1102A、B）升温至130进科预分馏加热炉。从预分馏加热炉出来的290的原料理入预分馏塔。塔顶油汽经塔顶水冷器（E1103A、B）冷凝后进入塔顶回流罐V1102。塔底沥青经沥青泵（P1104A、B）升压，再经2#煤制重油/原料油换热器（E1102A、B）由275冷却至170送至沥青高置槽装车外

3、售。预分馏塔采用负压操作（-0.05），塔顶温度控制145，塔底温度275，塔底采用汽提蒸汽压力0.6MPa，温度320，一方面提供二次热源，另一方面提供塔内气体上升动力。预分馏塔中段回流从第12块塔板抽出，温度213经E1101A、B，冷却至190，一部分回到第10块塔板，另一部分与E1104换热器换热至33后与泵P1101A、B出口汇合去改质原料油贮罐（T-1200-8、9）做反应原料，同时从中段回流泵V1102中的塔顶油经回流泵P1101A、B，一部分送至预分馏塔顶做塔顶回流，一部分与中段采出油汇合送至罐区改质原料油贮罐（T-1200-8、9）。预分馏塔负压由抽真，空系统的两台抽真空器（

4、EJ1101A、B）提供。抽真空器动力由中压蒸汽提供，抽出的不凝气和空气经抽真空水冷器E1106冷却至20后进入撇油罐V1103，同时，经V1102分离出来的含硫污水也经含硫污水泵（P1103A、B）送至V1103中，污油与含硫污水在V1103中进行油、气、水三相分离不凝排入大气，污油经污油尖（P1105）打入V1304放空罐，含硫污水经含硫污水泵（P1106A、B）送至V1303。另外，本装置设置了开工循环油线。即：刚开工时，由于温度压力未达到生产条件，塔顶和塔式起重机底产品成本不全格，不合格产品中在混合泵器M1101前汇合，经混合后，再经E1105水冷器冷却到50，通过不合格油线回到原料罐

5、。2.2反应部分从T-1200-8、9罐来的改质原料油经原料油输送泵（P1100C、D）升压至1.25MPa，经过滤器（F11201）除去，直径大于25m的固体颗粒后进入改质原料油缓冲罐，压力为0.5MPa，缓冲罐上部由净煤气气封，防止空气进入，从缓冲缓V1201出来的改质油经升压泵（P1201A、B）升压至小于10.3MPa,在这时里与混合氢混合经原料/反应流出物换热器（E1201D、C、B、A）升温至256，后经反应开工加热炉（开工预硫化或换热器换热效果不好时使用），进入三台串联反应器（R1201A、B、C），三台反应器各设一个催化剂层，反应器之间设急冷氢设施，用于控制各反应器入口温度。一

6、反出口310，用冷氢控制使二反入口270，二反出口340，用冷氢控制使三反入口为300，最终三反出口温度控制在385左右。反应流出物依次反应进料/反应流出物换热器（E1201A）、低分油/反应流出和换热器（E1202）、反应进料/反应流出物换热器（E1201B、C、D）换热，然后经反应流出物空冷器（A1201）及反应流出物水冷器（E1203）冷却，温度冷却至50进入高压分离器（V1202）。为了防止反应流出物中的铵盐在低温部位析出，通过注水泵（P1202A、B）将除盐水连续注到反应流出物空冷器（A1201）上游侧的管道中，另有一股注到E1201D之前流出物管道中。冷却后的反应物在高压分离器（V

7、1202）中进行气、油、水三相分离，高分压力控制8.0MPa，高分气（循环氢）经循环氢压缩机入口分液罐V1204分液后，进入循环氢压缩机（C1201A、B）循环氢侧，升压至小于10.3MPa，然后分两路，一路作为急冷氢进反应料。高分油在液位控制阀LICA1204控制下经减压调节阀进入低压分离器V1203，压力由8.0MPa减到0.8MPa，高分与低分的含硫污水罐头V1303进行脱气脱油处理。低分气排至稳定塔顶回流罐中。纯度为99.9%的新氢从PSA以压力1.5MPa经新氢压缩机入口分液罐V1205分液后进入新氢压缩机（C1201A、B），经两级升压后与循环氢混合。为开停车方便，在低分V1203

8、至E1303D，换热器之间分别设有反应部分循环线（终点过滤器入口）、不合格油线（终点罐区），分馏部分分开工循环线（从燃料油空冷器A1302来），开工油线（从P1100C、D出口来）。2.3分馏部分低分油从V1203来，经2#煤制燃油/低分换热器（E1303D、C、B、A）升温至130，再经低分油/反应流出物换热器E1202升温至230左右从第16块塔板进入分馏塔T1301，入塔温度用E1202旁路及E1303ABCD旁路调节阀TIC1319调节控制。分馏塔压力控制0.35MPa，塔顶温度145，塔底温度控制270左右。塔顶汽经空冷器A1301冷却至50，再经混合器MI1301、分馏塔顶水冷器（

9、E1301）冷却到25，进入分馏塔顶回流罐V1301，V13010.35MPa。吸收该塔顶油气中硫化氢的稀碱水（浓度5%）自空冷器下游的混合器M1301注入。在V1301中汽、油、水三相进行分离，闪蒸出来的气体至火炬，含硫含氨污水去含硫污水罐（V1303）；油相经分馏塔顶回流泵（P1301A、B）升压后一部分回流，一部分作为粗煤化工轻油去稳定塔（T1302）。分馏塔面油经稳定塔底油/分馏塔顶油换热器E1304升温50进入稳定塔（T1302），进料温度靠E1304旁路调节控制，从分馏塔阍来的2#燃料油做T1302热源，通过稳定塔再沸器E1302将稳定塔底液加热到170，靠压差自流回塔内。稳定塔塔

10、顶温度控制在90，压力控制在0.5MPa,塔底温度控制在170左右.塔顶油氯经稳定塔顶水冷器E1305冷却到25。吸收硫化氢的稀碱水自水冷器出口的混合器MI1302注入，塔顶混合物流经混合器强制混合后，进入稳定塔顶回流罐（V1302），进行气、油、水三直分离。闪蒸出来的气体回到混合器（MI1301）与分馏塔顶氢混合再冷却进入V1301中，再将不凝氯排至火炬。含硫污水去含硫污水罐V1303，油相经稳定塔顶回流泵（P1304A、B）升压后，大部分作为塔顶回流，小部分作为轻油与稳定塔底油汇合一起送至罐区。为了抑制硫化氢对塔顶管道中注入缓蚀剂，分别自分馏塔（T1301）和稳定塔（T1302）的塔顶管道

11、中注入缓蚀剂。缓蚀剂自缓蚀剂罐（V1310）经缓蚀刘泵（P1310）注入塔顶管道。分馏塔底油，经2#燃料油泵（P1302A、B）增压后一部分给稳定塔作再沸液后再经分馏塔再沸炉（F1302）加热至280回到分馏塔底部，另一部分与低分油换热至100左右，进入2#燃油空冷器（A1302）冷却至30后出装置作为2#煤制燃料油去罐区。为停工冲洗方便，分馏塔底油经E1302冷却后有一路回到T1101中段回流做停工用冲洗油。2.4 PSA部分2.4.1 工艺流程说明气化厂净煤气在1.5MPa、常温条件下进入PSA变压吸咐装置，首先在气液分离器（V101）分离掉气体中夹带的液态物后，进入8个吸咐器（T101A

12、、B、C、D、E、F、G、H）。PSA系统采用八塔操作，三塔同时进料三次均压、冲洗解吸工艺流程，原料气通过三个正处于吸咐塔中，经过吸咐（A）、一均降（E1D）、隔离（IS）、二均降（E2D）、三均降（E3D）、隔离（IS）、顺放（PP）、逆放（D）、冲洗（P）、三均升（E3R）、一均升（E1R）、终充（FR）十四个步骤，整个吸咐同期。除氢气外的其余杂质被吸咐，塔顶获得较纯净的氢气，纯度99.9%。其余各塔分别进行其它步骤的操作。八塔交替循环工作时间上相互交错，以达到原料气不断地输入，产品氢不断地输出的目的。整个装置由57台程序控制阀、5套调节阀通过DCS控制，产品氢气压力不1.0MPa，先经过

13、捕风捉影阀PV2001进入氢气缓冲罐V104，然后由外送阀V150送至新氢压缩机。经两级升压后，送入装置。PSA系统的解吸气来自吸咐塔高压逆放一和低压逆放二。高压逆放一的解吸氯通过阀KV2008再经限流阀进入解吸氯缓冲罐V102。低压部分的解吸气经调节阀HV2003，进入解吸气混合罐V103，解吸气缓冲罐V102的气体经调节阀PV2002减压后进入解吸气混合罐V103，解吸气混合罐V103的气体（0.02MPa）连续稳定的每小时约2170Nm3的液压量送至解吸气压缩机，经解吸气压缩机升压至2.5MPa送回气化厂城市煤气管网。（1）吸附（A）开启阀KV2001A和KV2002A（关闭与吸附塔T1

14、01A相连的其它阀门，下同）。原料气由阀KV2001A进入并自下向上通过吸附塔T101A，原料气中的杂质组分被吸附，分离获得的氢气通过阀KV2002A流出，当被吸附杂质的吸附前沿（指产品中允许的最大杂质浓度）移动到吸附塔一定位置后，关团阀KV2001A和KV2002A（停止原料气进入和产品输出，此时吸附塔中吸附前沿到出口端之间还留有一段未被除杂质占用的吸附剂）。过程压力保持在1.50MPa。步骤执行时间:-240s(2)第一级压力均衡降（EID，简称一均降）。开启阀KV2005A和KV2005E。吸附塔T101A吸附步骤停止后，与刚结束二均升（E2R）步骤的吸附塔T101E以出口端相连进行第一

15、级压力均衡，均压过程中吸附塔T101A的吸附前沿向出口端方面推进，但仍未到达其出口端，当这两个吸附塔压力基本相等时，关闭阀KV2005A，一均降步骤结束。过程压力：1.5MPa-1.12MPa步骤执行时间：-30s（3）第二级压力均衡降（E2D，简称二均降）开启阀KV2007A和KV2007F）吸附塔T101A吸附步骤停止后，与刚结束三均升（E3R）步骤的吸附塔T101F以出口端相连接进行第二级压力均衡，均压过程中吸附塔T101A的吸附前沿继续向出口方向推进，但仍未到达其出口端，当这两个吸附塔压力基本相等时，关闭阀KV2007F，二均降步骤结束。过程压力：1.12MPa-0.69MPa步骤执行

16、时间:-50s(4)第三级压力均衡降(E3R,简称三均降)开启阀KV2007G吸附塔T101A吸附步骤停止后,与刚结束冲洗(P)步骤的吸附塔T101G以出口端相连进行第三级压力均衡,均压过程中吸附塔T101A的只附前沿继续向出口端方向推进,但仍未到达其出口端方向推进,当这两个吸附塔压力基本相等时,关闭阀KV2007A三均降步骤结束。过程压力:0.69MPa-0.34MPa步骤执行时间:-30s（5）顺向放压（PP，简称顺放）开启阀KV2004A、HV-2002、KV2006H吸附塔T101A接着与刚结束逆放步骤的吸附塔T101H以出口端相连进行顺向放压，吸附塔T101A内的气体依次经阀KV20

17、04A、HV-20026、KV2006H进入吸附塔T101H（作为冲洗气）顺放过程中吸附塔T101A的吸附前沿向出口端方向继续推进，基本达到出口端，当吸附塔T101A压力降到设计值时，顺向放压步骤结束，关闭阀KV2004A、HV-2002、KV2006H。过程压力：0.34MPa-0.14MPa步骤执行时间：-50s（6）逆向放压（D简称逆放）开启阀KV2003A、KV-2008、HV-2003逆放前期,吸附塔T101A内较高压力部分气体，通过阀KV2003A和KV-2008逆向放压排入解吸气缓冲罐V102，同时HV-2003以固定开度打开，小部分气体去解吸气混合罐V103，当T101A和V1

18、02压力接近平衡时结束，结束时关闭KV2008，继续开启阀KV2003A、HV-2003，吸附塔T101A内剩余部分气体，排入解吸气混合罐V103，当吸附塔T101A压力接近解吸气输出压力时，逆向放压步骤结束。过程压力：0.14MPa-0.02MPa步骤执行时间:-30s(7)冲洗(P)开启阀KV2006A、KV2004B、HV-2002开启阀KV2006A及HV-2003，继续开启KV2003A。塔T101B内顺放的气体依次经阀KV2004B、HV-2002、KV2006A对吸附塔T101A进行冲洗，进一步降低吸附塔T101A内杂质分压，使吸附剂得到充分再生，冲洗的气体通过KV2003A、H

19、V-2003进入解吸气混合罐V103，步骤结束时，关闭阀KV2006A、KV2004B、HV-2002、KV2003A。过程压力：-0.02MPa步骤执行时间:-50s(8)第三级压力均衡升(E3R 简称三均升)吸附塔T101A与刚结束二均降(E2D)步骤的吸附塔T101C以出口端相连进行第三级压力均衡，均压过程中吸附塔T101A压力再次升高，当这两吸附塔压力基本相等时，三均升步骤结束，步骤结束是关闭阀KV2007C。过程压力：0.02MPa-0.34MPa步骤执行时间:-30s(9)第二次压力均衡升(E2R简称二均升)开启KV-2007D。吸附塔T101A与刚结束一均降（EID）步骤的吸附塔

20、T101D以出口端相连进行第二压力均衡，均压过程中吸附塔T101A压力再次升高。当这两台吸附塔压力基本相等时，二均升步骤结束。关闭阀KV2007A。过程0.34MPa-0.69MPa步骤执行时间:-50s(10)第一级压力均衡升(E1R 简称一均升)开启阀KV2005A和KV2005E吸附塔T101A与刚结束吸附(A)步骤的吸附塔T101E以出口端相连进行第一次压力均衡,均压过程中吸附塔T101A压力再次升高,当这两个吸附塔压力基本相等时,关闭阀KV2005E,一均升步骤结束.过程压力:0.69MPa-1.12MPa步骤执行时间:-30s(11)最终升压(FR 简称终充)开启终充流量调节阀HV

21、-2001继续开启KV2005A.第三次均压升步骤后,吸附塔T101A最终用产品氢气通过调节阀KV-2001限流使其逐步接近吸附压力,当压力接近吸附压力后,终升步骤结束,关闭KV2005A和HV-2001。过程压力:1.12MPa-1.5MPa步骤执行时间:-50s至此,A塔的只附，再生过程结束，紧接着进行下一次循环。过程叙述中的步骤执行时间及过程压力是说明该装置在实际运行中可依据原料气流量组成和压力的变化随时对时间、压力进行调整。2.4.5工序中各运行方式之间的切换步位2.4.5.1 8-3-3/P（8P） 7-2-3/（7P）工序切换步位表I8-3-3/P（8P）切换为7-2-3/（7P）

22、2.4.5.2 8-3-3/P(8P) 4-1-2/P(4P)工序切换步位表8-3-3/P(8P) 4-1-2/P(4P)表2-5 8P切换到4P(自动或手动)8P切出步位需切除的吸附塔(有阀门报警式手动要切除的塔)切除双系列塔切除单系列塔分周期步位切入4BP4AP124.94.244.464.6221.24.941.461.6321.91.241.461.6422.21.942.462.6522.92.242.462.6623.22.943.463.6723.93.243.463.6824.23.944.464.62.4.5.3 7-2-3/P(7P) 4-1-2/P(4P),工序切换步位表

23、7-2-3/P(7P) 4-1-2/P(4P)表2-6 7P切换到4P7P切出步位切出7HP切出7BP切出7DP切出7FP切出7AP切出7GP切出7EP切出7GP分周期步位切入4BP切入4AP124.91.92.93.94.91.92.93.946221.22.23.24.21.22.23.24.241.42.43.44.41.42.43.44.461.62.63.64.61.62.63.64.6321.92.93.94.91.92.93.94.94642462.63.64.61.62.63.64.61.65246623.94.91.92.93.94.91.92.946724.21.22.23

24、.24.21.22.23.244.41.42.43.44.41.42.43.464.61.62.63.64.61.62.63.6.4-1-2/P(4P)切换为7-2-3/P(7P)表2-4 4P切换到7P(手动)原运行方式4BP4AP切入运行方式7HP7AP7BP7CP7DP7EP7FP7GP4P切出步位1.47P切入步位2.43.44.45.46.47.48.41.4准备切入的吸附塔T101ET101AT101BT101CT101DT101ET101FT101G将要切入的吸附塔压调整到吸 附 压 力2.4.6检测仪表和自动控制PSA工艺是靠周期性地切换阀门来实现，为使整个工艺过程能连续稳定的

25、进行，要求自动控制系统具有较高拟水平 。本变压吸附装置共设置自动调节系统2套，手操调节系统3套，程序控制系统1套。另外集中显示记录的参数2点（流量2点）。2.4.6.1控制调节系统a. 吸附塔工作压力批示、调节低报警系统（PICAL-2001）为使PSA吸附塔的吸附压力稳定在级定值上，保证吸附过程的稳定，设置了此调节回路。当压力低于设定低限压力时自动报警。b. 解吸气压力批示、调节、高报警（PICAH-2002）为使解吸气混合罐压力稳定，设置了此调节回路。通过此调节回路来保证逆放和冲洗时不连续的气体以稳定的流量流出界外。当逆放时解吸气缓冲罐压力较高，而且解吸气混合罐压力出较高时差闭调节阀PV-

26、2002，等到解吸气混合罐压力下降后开启调节阀PV-2002，通过调节解吸气混合罐的压力来稳定解吸气的输出。当解吸气混合罐压力超高时（40MPa）自动报警。c.冲洗气手操调节系统（HC-2002/KS-2001）在吸附塔处于冲洗步骤时，冲洗气量控制适当与否，是影响产品质量和产品提取率的因素之一。本系统通过手操调节阀HV2002控制冲洗气量，以保证顺放中压力控制在一定值上。根据工艺过程特点，为防止冲洗过程初期后续解吸气系统产生较大的压力波动，通过控制器发讯操纵，使在冲洗过程开始时，冲洗调节阀HV-2002的开度，由小逐渐增大，直至达到手操设定开度为止。d.终充流量手操控制系统（HC-2001/K

27、S-2001）在终充时间内，该回路能保证终充流量基本恒定，以减少净化气输出量的波动，并保证在终充结束吸附塔压力接近吸附压力，以防止吸附压力波动。由于均压阀与该调节阀相连，为防止在均压时对正在吸附的塔造成影响，在一均过程开始前几秒，由KS-2001程序控制器输出信号使调节阀关闭。一均步骤结束后超前信号消失，由调节系统控制终充流量的大小。e.解吸气输出调节系统（HC-2003/KS-2001）在吸附器切换到逆放一步骤时，控制器发出讯号，使调节阀HV-2003提前关闭，使逆放一的较高压气体进入解吸气缓冲罐（V102），避免解吸气混合罐压力大幅波动。逆放进行十几秒钟之后，又由控制器发出讯号，使调节阀H

28、V-2003逐渐开启，直到设定位置。2.4.6.2流量计量系统a.原料气流量计量系统（FQQ-2001）b.产品氢气流量计量系统（FIQ-2002c.产品解吸气流量计量系统（FQQ-1001）该系统用于集中批示、累积和趋势记录净化气的流量，反映装置的生产能力及生产效率，为经济核算提供依据。2.4.6.3控制系统a. 程序控制系统（KS-2001）该控制系统按预先设定的运行方式步位-步骤关系输出电信号，经电磁先导阀将电信号转换成气信号驱动程序控制阀，实现变压吸附工艺步骤的切换。系统图见下图：变压吸附器 变变压吸附器程序控制阀微机控制器电磁阀阀微机控制器 电磁阀 程序控制阀 变压吸附器 压 吸 附

29、图 变压吸附程序控制系统回路图本装置采用定时控制（变压吸附循环时间根据预先设定的时间运行，当原料油气参数变化时，由人工改变设定值以满足新的工况要求）。运行中吸附器的工作步骤和程序控制阀的开关状态通过控制器在计算机上显示，并对程序控制阀的开关状态进行故障诊断、报警、吸附器运行方式的切换 。b.自动控制系统上的功能简介如下：.置零:按下置零键,变压吸附过程即回到初始状态,程序从头运行；.暂停:按下暂停键,变压吸附过程停止并保持原有状态,所有程控阀保持原有状态；消除暂停键,变压吸附过程从原停止状态继续运行；.步进:按下步进键,变压吸附程序运行切换到下一步位；.自检:按下自检键,全部输出控制信号切断,

30、所有程控阀关闭；程序运行但无信号输出；.手动/自动:在手动状态时,程序阀由手动开关控制；自动状态时,程控阀由自动控制系统控制。3.岗位操作程序3.1预分馏部分3.1.1滤后原料油缓冲罐(V1101)液面的控制.3.1.1.1影响因素a.原料油泵(P1101A、B)输送量发生变化；b.仪表发生故障；c.原料油缓冲罐（V1101）的压力发生变化。3.1.1.2调节方法a. 调节原料泵出口流量控制阀，稳定流量；b.联系仪表；c.稳定原料缓冲罐压力PIC1102。3.1.2预分馏塔顶温度的控制3.1.2.1影响因素a.进料量不稳；b.进料温度波动；C.进料性质变化；d.塔顶回流量不稳；e.中段回流量不

31、稳；f.中段回流与塔顶回流温度波动；g.塔压变化；h.回流控制仪表不好用.i.回流带水.3.1.2.2调节方法a.稳定进料；b.平稳炉(F1101)出口温度；C.及时化验分析原料油性质,适当调整操作；d.稳定回流是量；e.稳定中段回流量；f.调节水冷器(E103A、B)循环水量，保证塔顶气相冷后温度；g.稳定抽空器（EJ1101）和汽担蒸汽操作；h.联系仪表修理；i.加强回流塔（T1101）顶压力的控制。3.1.3预分馏塔（T1101）顶压力的控制3.1.3.1影响因素a.进料变化；b.进料温度的波动；C.进料性质的变化；d.回流（包括进料）带水；e.回流是量、回流罐液位的变化；f.抽真空系统

32、波动；g.塔压控制仪表不好用；3.1.3.2调节方法a.稳定进料量；b.平稳控制炉(F1101)出口温度；C.稳定进料性质；d.加强原料和回流脱水操作；e.稳定回流量，回流罐液位；f.稳定抽真空系统；g.联系仪表处理。3.1.4预分馏塔T1101进料温度的控制主要通过进料加热炉煤气压力调节器PIC1104调节加热炉出口温度来调节进料温度。3.1.5预分馏塔T1101底液面的控制通过2#煤制重油出装置调节阀FIC1103调节。3.1.6预分馏塔T1101汽提蒸汽量的控制塔底吹汽量由预分馏塔精馏效果决定，由PIDA1402和FIC1109调节器调节控制。3.1.7预分馏塔回流罐V1202液位的控制

33、通过液位调节器LIC1108控制塔顶油装置量（FI1108）和返回塔量（FI1107）来调节回流罐液位。3.1.7.1影响因素a.塔顶温度变化较大；b.塔底温度变化较大；c.回流泵故障；d.发生严重冒塔或冲塔事故.e.得率变化.3.1.7.2调节方法a.稳定塔顶温度；b.稳定塔底温度；c.迅速启动备用泵；d.紧急处理,检查塔运行情况.e.调整得率。3.1.8预分馏塔T1101回流温度的控制改变水冷器E1103冷却水量来调节.3.1.9预分馏塔T1101中段回流控制中段回流温度由原料油/预分馏塔中段油换热器（E1101）旁路调节阀（TIC1109）调节旁通原料量来控制。3.1.10预分馏塔顶回流

34、罐V1102水包液位的控制水包液位由液位控制开关(LIA1105)通过泵P1103控制.3.2反应部分3.2.1反应温度提高反应温度，反应速度 加快，脱硫、脱氮率、芳烃饱和率提高，因此反应温度是反应部分最重要的工艺参数，其它工艺参数对反应的影响，可以用调整催化剂床层温度来补偿。提高温度，加快反应速度的同时释放更多的热量，加快催化剂表面结焦速度，从而加速催化剂失活速度，影响其寿命，所以在催化剂性允许的条件下，采用尽可能低的反应温度。3.2.2反应器R1201A入口温度的调节调节反应器R1201A入口温度的一般原则是：先提量后提温，先降温后降量，其目的是保证原料变化时，反应温度不至超高，应均匀提高

35、反应器入口温度。3.2.2.1影响因素a.进料量、进料性质的变化或带水；b.循环氢、新氢流量或纯度的变化；c.三反出口温度变化；d.系统压力的变化；e.炉F1201的投用；f.冷油流量变化。3.2.2.2调节方法a.观察原料泵出口压力和出口流量调节阀HIC1201有无变化，若有变化，立即调节到正常值，加强原料罐脱水，并通知罐区排水。b.检查联合压缩机是否有故障，适当排放废，调整PSA；c.调整三反出口温度；d查找系统压力变化原因，及时调整；e.催化剂使用后期，可适当投用加热炉F1201；f.适当调节冷油量。3.2.3反应器（R1201B、C）入口温度的调节R1201B、C的入口温度主要靠急冷氢

36、控制，通过冷氢量来调节R1201B、C的入口温度。3.2.3.1影响因素a.反应器入口温度的变化；b.原料量及性质变化或带水；c.循环氢流量和纯度的变化；d.系统压力的波动；e.催化剂活性下降；f.催化剂粉碎、床层沟流等。g.冷氢量的变化；h.床层热偶或温度显示仪表有误差。3.2.3.2调节方法a.分析原因稳定反应器入口温度；b.稳定原料量，加强改质原料油脱水；c.增加废氢排放，检查联合压缩机是否有故障，保证循环氢纯度和循环氢流量平稳；d.分析原因，保证系统压力平衡；e.通过提高温度，一定程度上能补偿催化剂失去的活性，若无效，考虑更换催化剂；f.根据生成油质量决定是否停工处理；g.调节冷氢量；

37、h.联系仪表处理。3.2.4反应器床层温度的调节反应器（R1201A、B、C）床层温度是该装置重要工艺参数，其它参数变化对反应床层影响，在一定范围内都可用改变床层温度来补偿。床层温度是判断反应温度分布是否均匀。反应是否正常及加氢深度变化的标志，正常情况下，用冷氢来控制二反、三反入口温度，即控制了R1201B、R1201C床层最高点温度。冷氢是控制床层温度的最方便、快捷手段，但给冷氢速度不要太快。同时，通过原料油与反应流出物换热或调节冷油量，控制T1201A入口温度，即控制了R1201床层温度。如果由于换热效果不好而造成反应器R1201A入口温度不够，开工回加热炉（F1201）也是调整反应器温度

38、的一种手段。3.2.4.1影响因素a.新氢或循环氢流量的变化；b.进料性质、进料量、反应温度的变化引起化学耗氢量的变化；c.系统压控出故障；d.设备漏损严重；e冷氢量变化；f.催化剂活性的变化。3.2.4.2调节方法a.检查联合压缩机出口压力、流量是否发生变化；b.检查原料泵出口压力、流量是否正常，原料性质、反应温度是否变化，并作相应处理；c.联系仪表维修，同时改副线调节；d.检查高压系统各放空导淋、管线法兰、阀门是否泄漏、压缩机密封是否泄漏；e.调整冷氢量；f.随着催化剂使用时间增长，适当提高反应床层温度。3.2.5反应压力反应压力是决定产品质量的重要因素，有效的反应压力是氢分压而不是总压提

39、高系统的氢分压，可促使加氢反应的进行，脱硫、脱氮和芳烃加氢饱和速度加快，脱硫率、脱氮率、芳烃饱和率提高，以其它杂质的脱除也有好处。同时，提高氢分压还可以防止或减少结焦，有利于保持催化剂活性，提高催化剂的稳定性，延长催化剂的寿命，但操作压力受设备最高允许压力限制。所以系统压力、氢气纯度与反应深度直接相关。系统压力是靠新氢补充量及高分上的压力控制器来控制，氢气的纯度是靠高分气在高分出口管线上的排放量控制的，正常操作时，反应压力不作为经常调节参数，要求控制平稳，在事故状态下，可由紧急排空阀泄压。当紧急汇压系统启动时，应立即检查法兰的泄漏情况，在高温法兰处给上消防灭火蒸汽。3.2.6空速空速表示反应器

40、中每立方米催化剂每小时通过的立方米数，亦称液时空速。空速的选取是根据进料油的性质、催化剂的活性和反应的类型来决定，煤焦油精制反应主要是以硫化物、氮化物的转化和芳烃饱和程转度为基础来选取空速。减小空速，转化深度提高。装置是以5t/h的生产能力为基础设计的，反应器装填有配套数量的催化剂。当装置进料量减少，相应空速就降低，这时，必须降低反应应温度。反之，当装置进料时增加，空速提高，转化率将会下降，这时则需提高反应温度，以达到希望转化率的要求。3.2.7氢油比氢油比一般以工作氢流率与进料油体积之比表示，工作氢包括机机关报氢和循环氢两部分。氢油比大，有利于传质和加氢反应的进行，在一定的范围内防止油料在催

41、化剂表面结结焦，大量的循环氢气的存在还可以及时将反应热从系统中排除，使反应温度平稳，容易控制，但过大的氢油比，使循环氢压缩机的负荷、系统的压降增大，并增加动力消耗。在正常生产条件下，氢油比的小量波动对产品质量和收率的影响不显著。但是，在整个运转周期内，循环氢流率应保持恒定。到反应器的循环流率，必须维持下列数值： (反应器入口工作氢+反应器急冷氢)m3n/h氢油比:=800 m3n/ m3 新鲜原料(15)m3/h在设计进料流率是采用上述氢油比，在低于设计进料时，采用高于上述氢油比，采用高于上述的氢油比，当高于设计时料时，氢油比将小于上述数字。3.2.8反应产物氮含量的控制手段a.提高反应温度；

42、b.提高氢分压；C.降低进料、降低空速；d.在工艺指标允许的情况下，提高系统压力。3.2.9冷氢量的调节a.冷氢是带走反应热量,调整床层温度的重要手段,可减少床层温差,提高催化剂使用寿命,防止床层局部超温；b.使用冷氢时,应注意前部床温度,冷氢是循环氢的一部分,冷氢用量过高过快相应减少了前部的氢油比,这样在进料不变时,反应器R1201A入口温度就升高,所以使用冷氢要均匀、平衡操作。C.反应床层温度急升难以控制时,可大量打冷氢。3.2.10循不氢流量的调节循环氢流量是根据进料量的变化而调整的,通过循环氢入E1201D换热器前手阀控制,使氢油比控制在规定值。操作时注意观察联合机循环侧进出口压力。3

43、.2.11循环氢纯度的调节循环氢的纯度与催化剂床层内部的氢分压有直接关系,循环氢纯度低于规定值,则需要从高压分离器(V1202)出口管线上的放空阀PV1206排放一部分。3.2.12高压分离器(V1202)液面的调节高分液面是通过高分减压阀LRCA1204A来控制的,一般控制在50%左右，液面过高,循环氢带油易造成压缩机事故；液面过低，生成油带气易造成高压串低压事故。正常液面用自动减压阀调节，减压阀失灵，迅速改副线控制，关闭原控制阀上下游手阀，通知仪表处理。3.2.12.1影响因素a.进料量的波动；b.注水量的波动；c.系统压力的波动；d.液控阀失灵；e.高分减油管线堵塞；f.低分压力波动。3

44、.2.12.2调节方法a.检查进泵和流量控制阀工作情况,稳定进料；b.检查注水系统,保持平稳注水；c.维持系统压力平稳；d.改走副线；e.停工处理；f.稳定低分压力。3.2.13高压分离器V1202界面的调节高分油水界面是通过界面控制阀LRCA1205调节排水量来控制的,一般控制30%左右,界面过高,高分向低分减油带水量大,影响低压分离器的平稳操作,严重时分馏塔超压,产品质量不合格；界面过低,污水含油严重,造成污染,影响产品收率,严重时发生高压串低压事故.3.2.13.1影响因素a.注水量变化；b.界面控制阀失灵.3.2.13.2调节方法a.检查注水泵(P1202A、B)运行情况，找出原因作相

45、应处理；b.改副线,联系仪表处理.3.2.14低压分离器V1203压力的调节低分压力正常调节是通过顶部压控阀PICA1207排放量控制的,压力过高会影响安全生产,易造成低分罐爆炸；压力过低则生成油不能正常压入分馏塔中.如果压力低,则手动打开净煤气补偿压力.3.2.14.1影响因素a.高分压力波动；b.压控阀失灵；c.低分液面的波动；d.低分压控管线氨盐结晶；e.低分压力表故障.3.2.14.2调节方法a.查找高分压力波动原因,稳定；b.改走副线,联系仪表处理；c.查找液面控制阀或低分水包界控制阀是否失灵；d查此管线是否堵塞,用水溶解；e.联系仪表处理,如引压管堵塞,用蒸汽加热处理.3.2.15

46、低分液面的调节3.2.15.1影响因素a.高分液面的波动；b.低分压力的波动；c.低分油出口管线堵塞；d.液位控制阀失灵.3.2.15.2调节方法a.稳定高分液面；b.通过调节低分压控,维持低分压力的平稳；c.停工处理；d.改走副线,联系仪表修理.3.2.16低分(V1203)界面的调节3.2.16.1影响因素a.高分减油带水；b.低分排水阀内漏.3.2.16.2调节方法a.加强高分界面的控制；b停车更换排水阀；3.2.17系统压差的控制系统压差的变化直接影响装置的正常生产，在生产中选择合适的温度、压力、空速及氢油比，调整时操作波动要小，正常操作要平稳。如反应器压差过大考虑一反撇头或更换催化剂

47、。如整个系统压差增大，应清理E1201换热器或加热沪F1201的烧焦。3.2.17.1影响因素a.循环所纯度的变化；b.循环氢流量的变化；c.原料油处理量、密度变化或带水；d.催化剂局部粉碎或结焦；e.反应器入口除垢篮、分配器或保护剂堵塞结焦；f反应器气流走短路或换热器泄漏走短路；g换热器结焦堵塞；h加热炉管结焦；i冷却器氨盐堵塞。3.2.17.2调节方法a.增加高分尾气排放,引入新氢,提高循环氢纯度；b.控制氢油比；c.控制原料处理量,和轻得配比,定期脱水和清罐；d.停工,更换原料处理量,和轻重配比,定期脱水和清罐；e.清理除垢篮、分配器、一反撇头；h加热炉烧焦；i加大注水量。3.2.18提

48、量操作提量时，遵循先提量，后提温原则。如温度下降，可减少冷氢量，来提高温度如冷氢控制达不到操作温度，影响产品质量，可适当用开工加热炉来提高反应器入口温度。3.2.19降量操作遵循先降温后降量原则，降量时，先增大冷氢量，增大冷油量降低反应器温度，随着反应流出物温度降低，反应器（R1201A）入口温度也降低，然后再逐渐少原料量。3.2.20注入操作原料油经过加氢后，会产生硫化氢和氨，生成油冷却后，气体汇合生气氨盐，在反应器后部的换热器，空冷器结晶析出，当系统压降增大时，可视情况增大注水量，注水位置在原料反应流出物换热器（E1201D）前反应物空冷器（A1201）前。3.2.21催化剂积碳现象与分析

49、3.2.21.1催化剂各碳现象a.反应器出、入口压差大；b.产品质量差；c.在原料性质不变的情况下,反应器床层温度下降.3.2.21.2各炭加快原因a.原料性质差；b.进料量波动大；c.反应温度过高；d.床层温度波动幅度大,有局部超温现象；e.氢油比低.3.2.21.3减缓积碳的方法a.控制原料干点,尽可能减少杂质；b.进为量稳定,减少波动；c.在满足产品质量要求的前提,尽可能采取较低的温度；d.保持足够的氢油比和进料空速.3.3分馏部分3.3.1分馏塔(T1301)顶温度的控制分馏塔顶温度的控制是通过塔顶的温度调节器TRC1312和回流流量调节器FRC1315串级调节回流量来控制塔顶温度.3

50、.3.1.1影响因素a.进料量不够；b.进料性质变化；c.进料温度波动；d.回流量不稳；e.回流温度波动；f.回流控制仪表不好用；g.塔底温度变化；h.塔压变化.3.3.1.2调节方法a.稳定进料；b.稳定反应系统操作；c.平稳控制塔T1301入口温度；d.稳定回流量；e.调节空冷器A1301及水冷器循环水量,保证回流温度；f.联系仪表处理；g.稳定塔底温度；h.查明原因,稳定塔压.3.3.2分馏塔(T1301)顶压力控制分馏塔顶压力的控制是通过调节分馏塔顶氢去燃料气管网量来实现的。3.3.2.1影响因素a.进料量的变化；b.进料性质变化或带水；c.进料温度变化；d.回流量、回流罐液位变化；e

51、.回流带水；f.排气背压升高；g.塔压控制仪表不好用；h.排气管线氨盐堵塞。3.3.2.2调节方法a.控制好低分(V1203)液面；b.平衡反应系统操作,控制低分界面；c.平稳进料温度；d.稳住回流量、回流罐液位；e.加强V1301脱水，稳定界面；f.检查气体拜谢管线，查明原因处理；g.联系仪表处理；h.检查伴热情况，必要时用蒸汽吹管线。3.3.3分馏塔（T1301）进料温度的控制分馏塔进料温度通过T1202和E1301两个换热器的旁路调节阀来控制的。3.3.4分馏塔（T1301）底液面的控制通过液位调节器控制柴油抽出量来调节塔底液面，塔底液面一般控制在40%60%左右。3.3.5分馏塔顶回流

52、罐（V1301）液位的控制通过调节器控制分馏塔顶油抽出量和返塔量来实现的。3.3.5.1影响因素a.塔顶温度变化大；b.塔底温度变化大；c.回流泵故障(抽空、停泵)；d发生严重冒塔和冲塔事故；3.3.5.2调节方法a稳定塔顶温度；b稳定塔底温度；c迅速启动备用泵；d迅速查明原因，紧急处理。3.3.6分馏塔顶回流罐（V1301）水包界位的控制通过水包界位调节器控制罐底含硫污水去V1303的量业实现，一般控制在40-60%左右。3.3.7稳定塔（T1302）底温度的控制通过E1302旁路调节阀调节2#燃油量来实现。3.3.8 2#燃油质量的控制3381 初馏点高影响因素a. T1301塔底温度高；

53、b. T1301塔底油抽出量小；c. T1301塔顶温度高；d. 进料温度高.调节方法a. 降低T1301塔底温度；b. 加大柴油抽出量；c. 加大T1301塔顶回流，降低塔顶温度；d. 调整进料温度.3.3.8.2终馏点高影响因素a. 预分馏塔顶油、中段油抽出率高，95%馏出温度高；b. 反应深度不够。调节方法a. 降低预分馏塔顶油、中段油抽出率；b. 增加反应深度。3.3.9煤工轻油终馏点高影响因素a. T1301塔底温度高；b. T1301塔顶温度高；c. T1301压力低；d. T1301塔顶油抽出量大.调节方法a. 降低T1301塔底温度；b. 降低T1301塔顶温度,增大回流量；c. 提高T1301塔压；d. 降低T1301塔顶油抽出量.3.4加热炉3.4.1点火前的检查a.炉膛内及周围杂物和易燃品是否清除干净；b.炉体及所属设备、弯头、防爆门、入孔、烟道挡板、火嘴、风门等是否安装完毕，灵活好用。C检查工艺流程所属部件是否安装完毕，并符合要求，管线畅通无阻，并试压合格无