加氢操作规程

1、80万吨/年汽柴油加氢精制装置操作规程目的 为了搞好加氢精制装置的正常操作，保证该装置的“安、稳、长、满、优”运行，特制订本规程。范围 本规程规定了加氢精制装置工艺原理与流程、正常操作法、特殊情况处理、开停工方法和步骤、安全和环保要求等内容。本规程适用于沧州分公司80×104t/a加氢精制装置的工艺操作。引用依据本规程是在参照沧州分公司80×104t/a加氢精制装置设计说明书以及国内其他同类型装置的操作规程编制而成的，对原版规程做了修订。职责和权限1. 生产管理部是本规程的归口管理部门。负责组织车间和有关部门或人员编写、修改修订本规程；每周负责按照本规程规定的要求对车间执行

2、情况进行抽查、监督和考核。2. 机动部、安环部是本规程的分管部门。参与本规程的编写、修改修订和审核会签工作；每周负责按照部门专业管理的职责和权限以及本规程规定的要求对车间执行情况进行抽查、监督和考核。3. 炼油二部是本规程的执行部门。参与本规程编写或修订的起草工作，负责组织岗位操作人员贯彻执行，并对本单位日常执行情况进行监督、检查和考核。4其他相关单位进入本装置进行施工、检维修作业时，必须遵守本规程的有关安全、检维修规定。1. 装置概述1.1装置概况及特点1.1.1 装置简介 中国石油化工股份有限公司沧州分公司60万吨/年汽柴油加氢精制装置是依据中石化（1997）建字293号文关于沧州炼油厂改

3、炼胜利原油改造工程初步设计的批复，由中国石化北京设计院设计、中国石化第四建设公司承建，于1998年2月28日动工建设。1999年3月28日实现中交，4月29日开始催化剂预硫化，4月30日切换原料油实现一次开车成功。2001年1月由于加氢石脑油硫含量超高，进行了技术改造，增设了石脑油脱硫塔单元。2002年10月大检修期间，进行了装置扩能改造，增上了一台加氢大流量进料泵、注水泵，其它方面进行配套改造，由60万吨/年改为80万吨/年。2003年10月，再次进行技术改造，增上一汽提塔，用于生产低凝点柴油。2004年大修期间将加氢柴油泵改为大流量泵，并增上变频，满足柴油外送需求。2007年7月大修期间进

4、行了加氢热料直供流程改造，打通了催化柴油、焦化柴油、焦化汽油和常三线直柴的热料直供流程(当前因焦化汽柴油携带的杂质过高而没有直接进装置)，实现了催化柴油热料直供。1.1.2 装置规模：初建设计公称规模60万吨/年。2001年10月，利用装置大修期间进行了扩能改造，改造设计单位为沧炼设计所，改造后装置公称规模为80万吨/年。1.1.3装置的单元构成： 本装置主要由原料油预处理部分、反应部分、分馏部分及气体压缩机等组成。 原料油预处理：包括原料油过滤、脱水、惰性气保护。 加氢反应部分：包括反应器、反应进料加热炉、高低压冷换设备、高低压分离器。分馏部分：包括分馏塔及塔顶回流设施、分馏塔进料加热炉、冷

5、换设备及机泵。石脑油脱硫部分：包括脱硫塔及塔顶回流设施、冷换设备及机泵。低凝点柴油部分：包括汽提塔、冷换设备及机泵。 辅助系统：包括水、电、氮气、风、蒸汽、燃料气等公用设施。 加热炉烧焦及催化剂再生、催化剂预硫化、缓蚀剂等设施。 气体压缩包括工业氢、循环氢压缩机部分。1.1.4主要原料及性质： 原料油：初建设计为加工焦化汽油、焦化柴油和催化柴油的混合原料油；2001年改造后为满足产品出厂掺炼部分常三线直馏柴油，最初设计原料组成如下表所示。原料油初建设计（万吨/年）焦化汽油9.594焦化柴油21.774催化柴油28.632常三线柴油0合计60 实际生产中，由于我厂加工原油品种变化较大，造成加氢装

6、置原料组成变化较大。与设计进料组成有所偏差。氢气：初建氢气来源于15×104 t/a催化重整装置和8000Nm3/h催化干气氢提浓装置（PSA）；2001年12月，10000Nm3/h制氢装置投产后，加氢装置氢气来源于15×104 t/a催化重整装置和10000Nm3/h制氢装置；如果重整装置停工，制氢装置生产能力可以满足加氢装置氢平衡需求。（1）原料油性质如下：项 目催化柴油焦化柴油焦化汽油常三线柴油密度，g/cm3（20）0.91040.88780.75180.8613总硫，ppm740083141400094842000总氮，ppm8372049232-碱氮，ppm9

7、7.31050169-溴价gBr/100ml30.2296070-十六烷值（实测）2948-凝点-7-6-5实际胶质，mg/100ml208.441850.4-苯胺点，45.461.8-酸度，mgKOH/100ml6100.14-10%残炭， %0.40-闪点 ，8077-80折光 n1.52501.47791.4427-运动粘度 ，mm2/s-20 4.624.7-30 2.432.41-馏程ASTM-D86 ，IBP2081926025410%23421810528020%24323711330%255248119-50%27727412732570%299287141-80%313298

8、148-90%331325159360EBP349341189375沉渣，mg/100ml17.416.2-胶质，mg/100ml-376-颜色，透光率-469m 前/后0/00/0-500m 前/后0/00/0-组成-饱和烃50.7-单芳19.8-双芳23.5-三芳6.01-芳烃指数（BMCI值）-16.8- （2）工业氢性质 气体 组分重整氢（V%）制氢氢（V%）H290.3799.9CH44.22CO10ppmC2H63.00CO210ppmC3H81.48CH40.1i C4H100.22N20.1nC4H100.20C5H120.05C6H140.46100100平均分子量M4.73

9、2.07（3）辅助材料化学药剂、催化剂用量序号名称型号规格年用量（t）一次装入量（t）备注1二硫化碳92缓蚀剂HS-15.0连续3多硫化钠20连续410-20%碱液1505保护剂RG-146催化剂RN-10B607惰性填料291.1.5 主要产品及副产品： 本装置的主要产品是精制柴油，副产品是粗汽油和燃料气。设计公称产量柴油48.414万吨/年，粗汽油11.792 万吨/年，燃料气1.17万吨/年。冬季可生产部分低凝柴油。加氢装置的主要产品是粗汽油和柴油，通过调整分馏塔操作条件，可以灵活调整汽柴油切割点，从而调节柴汽比，以获取最佳经济效益。加氢粗汽油的干点可在150190之间调整。下表以粗汽油

10、干点165为例，列出产品性质如下：馏分范围粗汽油柴油API62.128.7密度(20),g/cm30.7000.867S,ppm5501088N,ppm3.3225苯胺点,-52.3粘度,mm2/s40-3.4100-1.3折光,Nd201.4031.489馏程(ASTMD-86),HK4916310%7020950%11027890%14634295%355KK165372分子量117210十六烷指数(D-976)-39.31.1.6 生产制度本装置年开工8000小时，连续生产。1.1.7设备总台数设备总台数122台，其中：反应器 1台加热炉 2座塔 3座容器 40台冷换设备 20台空冷器

11、12台泵 26台压缩机 4台其他设备 14台1.1.8消耗指标初建设计消耗指标见下表。名称吨原料消耗（初建设计）净化风1.6Nm3软化水0.08t循环水6.68t电26.2KW蒸汽0.025t燃料气20.2kg氮气0.33 Nm31.1.9 总能耗 初建设计能耗122.3×104KJ/t进料（29.26千克标油/吨进料）； 改造后，2003年63.33×104KJ/t进料（能耗15.15千克标油/吨进料）1.1.10 装置技术特点 由于焦化汽柴油、重油催化柴油中双烯烃、胶质、硫、氮等杂质含量较高，安定性较差，必须经加氢精制改善质量。为减缓原料油在换热器、加热炉管及反应器中结

12、焦、延长开工周期、提高加氢效率，初建设计和改造设计中采用了以下技术措施：(1)原料油过滤：原料油采用自动反冲洗过滤处理系统，除去上游装置带来的悬浮在原料油中的焦粉、铁锈等颗粒状的机械杂质，防止这些物质沉积在催化剂表面，增加催化剂与油的接触率，减缓反应器压降的增加，有利于延长装置的开工周期。(2)原料油脱水：为脱除上游装置带来的游离水，使原料油含水小于200mg/kg，以保护催化剂，设置了原料油脱水罐。(3)直接进料及惰性气保护：为了保护催化剂的寿命及活性，对原料采取保护措施是非常必要的，因为原料中溶解的游离氧，在较低温度（150250）下，极易与二烯烃反应生成胶质，增加反应器压降，严重时会损坏

13、设备、导致停工。为保护装置长周期安全运转，在中间罐区原料油罐及装置内原料缓冲罐顶部设置了氮气保护措施，使原料油不与空气接触。2007年大修期间，进行了热料直供流程改造，使得加氢原料温度升高，为了防止进料泵抽空，将原料油缓冲罐压力提高至0.280.30MPa，同时用高压瓦斯代替低压氮气作为保护气，一方面提高了保护气的压力，另一方面也避免了向火炬系统排放氮气。(4)炉前混氢：原料油混氢后，采用与高温反应产物换热进加热炉的流程，方便操作，使换热器管程流速大于4m/s。换热后的混氢原料油进入反应进料加热炉升温。炉管内流速达818m/s，呈环雾状态流动，由于混氢原料油在炉管内流速快，停留时间短，有利于传

14、热，同时延缓炉管内结焦。(5)反应进料加热炉：采用单排管、双面辐射箱式炉。热强度高（40000kcal/hm2），压力降小，由于采用蓄热式多火嘴燃烧器，调节炉温方便，传热均匀，炉管表面温度不易局部过热。炉管内流速高，流动状态好，传热效率（80%以上）高。(6)换热方案：为节能，在考虑反应系统换热方案时，应用ASPEN PLUS程序作了换热方案比较，合理安排高温位、热容量大与低温位、热容量小的物流的换热顺序，合理选择冷端温度，使热量最大限度的得到应用，使总的传热过程在较高的平均传热温差下进行，温度校正系数均在0.8以上，获得较高的（平均9000kcal/m2）换热强度，其换热量占整个热负荷的80

15、%以上。1.2 工艺原理与流程1.2.1工艺原理 加氢精制的目的是除掉油品中的硫、氮、氧等杂质及金属杂质并使烯烃饱和，改善油品的使用性能。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，除烯烃饱和外，原料中的硫化物、氮化物、氧化物分别与氢气作用，生成H2S、NH3、H2O和相应的烃类，使存在于烃类的杂质变成易除去的气体，从而达到了精制的目的。加氢精制过程中，主要进行以下反应：(1)加氢脱硫反应：加氢脱硫反应是加氢过程中最重要的化学反应，馏分油中含硫化合物的加氢脱硫反应主要是碳硫键、硫硫键的断裂反应。在催化剂和氢气的存在下，转化成烃类产物和硫化氢，使硫脱除。在石油馏分中存在多种类型的硫化

16、物，如：硫醇、硫醚、二硫化物、噻吩、苯并噻吩、二苯并噻吩等，其中大多数的直馏和裂化粗柴油中主要是后两种硫化物，加氢脱硫反应如下：硫醇加氢： 硫醚加氢：+2 二硫化物加氢： 2 噻吩加氢： 苯并噻吩加氢： 二苯并噻吩加氢： 对于多数含硫化合物来说,在相当大的温度和压力范围内,其脱硫反应的化学平衡常数都是相当大的，也就是说，在反应时可以达到很高的化学平衡转化率。但是这并不等于是在加氢过程中其脱硫率必然会很高，因为在平衡转化率很高时，只有当反应速率高时才有可能达到很高的脱硫率。或者说，在实际的加氢过程中，对大多数含硫化合物来说，决定脱硫率高低的因素是反应速率而不是化学平衡。含硫化合物的加氢反应速率与

17、其分子结构有密切的关系。不同类型的含硫化合物的加氢反应速率按以下顺序依次增大：噻吩四氢噻吩硫醚二硫化物硫醇(2)加氢脱氮反应：生产实践已经表明，即使是痕量的氮化物，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。原油中氮化物含量比硫化物要少，石油馏分中的含氮化物可分为三类： 非杂环氮化物脂肪胺及芳香胺类。 碱性杂环氮化物吡啶、喹啉、吲哚类型的碱性杂环化合物。 非碱性杂环氮化物吡啶、茚及咔唑型的非碱性氮杂环化合物。 在加氢精制过程中，氮化物在氢气作用下转化为NH和烃。几种含氮化物的氢解反应如下：胺类加氢： 吡咯加氢： NN 吡啶加氢： N N 吲哚加氢：3 N NH2N喹啉

18、加氢：22 NH2NN由于C=N键的键能比C-N键的键能大的多，所以，含吡咯环和吡啶环的化合物在加氢脱氮反应中，一般是先进行加氢饱和然后进行氢解，加氢饱和反应的化学平衡是加氢脱氮反应速率的控制因素，提高反应压力可以提高中间产物的浓度，从而提高加氢脱氮反应速率。降低反应温度虽可增加化学平衡常数，但却降低了反应速率，因此，对加氢脱氮反应来说并不可取。实际上，在难以脱氮的含氮化合物进行反应时，常采用既提高氢压，又提高温度的办法。 (3)加氢脱氧反应：各种石油馏分中，氧化物的含量很少，氧化物难于进行加氢反应。环烷酸是石油馏分中经常遇到的含氧化物。各种含氧化合物的氢解反应有：酚类： 环烷酸： 含氧化合物

19、加氢脱氧反应的化学平衡常数较大，是强放热反应。(4)烯烃加氢反应：裂化石油产品中，含有大量的烯烃，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： (5)芳烃和稠环芳烃的加氢反应：芳烃和稠环芳烃的加氢反应如下：苯加氢： 萘加氢： 上述反应在300500，压力30.0MPa（绝）以下，提高反应温度，平衡向芳烃和稠环芳烃方向移动，提高压力对反应有利。总之环数、烷基链数越多，芳烃和环芳烃的稳定性越高。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

20、面上，造成催化剂失活，并导致床层压降升高。聚合反应结果，形成了催化剂上的碳沉积；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，从而减少焦炭的生成，温度的升高有利于中间产物焦炭的增加，因此温度愈高、原料油中稠环分子浓度愈高，焦炭的生成也就愈多。在加氢精制过程中，上述各类反应的难易程度或反应速率是有差异的。一般情况下，上述各类反应的反应速率按大小排序如下：脱金属二烯烃饱和脱硫脱氧单烯烃饱和脱氮芳烃饱和实际上，各类化合物中的各种化合物由于结构不同其反应活性仍有相当大的差别，例如：对于硫化物而言，硫醇比硫醚易于加氢，环状硫化物比链状硫化物易于加氢，同类硫化物分子量越小越容易加氢；对于烯烃加氢而

21、言，分子量越小越容易加氢，正构烯烃比异构烯烃易于加氢。上述反应规律一般都是用单体模型化合物进行研究得出的结果，而实际上在石油馏分中这些烃类和非烃类化合物是同时存在的。在这样复杂的混合物中，各类化合物的加氢反应是互相影响的，有的是促进有的是抑制，这就需要对不同组成的混合物体系分别考察。例如，研究发现碱性含氮化合物（如喹啉等）的存在会显著抑制含硫化合物（如噻吩等）的加氢脱硫反应；而含硫化合物加氢后生成的H2S则会促进C-N键的氢解。加氢反应过程需要消耗氢气。使溴价降低一个单位，耗氢量约增加1.031.42m3/m3进料，产品中硫每下降1%，耗氢量的增加约为8.917.9m3/m3进料。加氢反应过程

22、是放热反应：溴价每下降一个单位，放出反应热为1.94kcal/Kg进料，硫每下降1%，放出热量为3.88kcal/Kg进料，焦化柴油的反应热约为70100kcal/Kg产物。1.2.2加氢精制装置原则流程图 见附图1.3工艺流程说明和设计工艺指标1.3.1工艺流程说明(1)加氢热进料流程说明焦化汽油、常三线柴油至罐区泵房西北侧后，一路进中间罐区，一路与催化柴油进装置线相连；焦化柴油至罐区泵房西北侧后一路进催化柴油线经催化柴油冷却器后进中间罐区，一路与催化柴油进装置线通过喷射式混和器相连；催化柴油管线在罐区泵房西北侧一路与焦化汽柴油、常三线柴油并在一起通过加氢进料线进装置，一路经过水冷器E301

23、5冷却后进入中间罐区。E3015前增上一控制阀LIK3101B，中间罐区加氢进料泵P07、P08出口增上一控制阀HC3110，原LV3101控制阀改为LIK3101A。(2)加氢装置内部流程说明加氢原料油送入加氢装置后，如果低凝点柴油系统运行，则首先经过轻柴油与原料油换热器E3014换热，如果低凝点柴油不开工，则由换热器E3014副线通过，然后依次经过自动反冲洗过滤器SR3001、原料油切水罐（V3001）滤去固体杂质并切出游离水后，送入原料油缓冲罐（V3002），再经原料油进料泵P3001升压至8.00MPa（a）；由供氢装置（重整、制氢）来的混合工业氢进入工业氢压缩机入口缓冲罐（V3003

24、），经工业氢压缩机（C3001/AB）升压至8.00MPa( a ) ，先与来自循环氢压缩机C3002/AB的循环氢混合，再和升压后的原料油混合，混氢后的原料油先后经过高压换热器E3003（壳程）、E3001（壳程）与反应产物换热至280，进入原料加热炉F3001升温至293进入加氢精制反应器R3001。在反应器中，混氢原料油在RN-10B催化剂作用下，进行加氢脱硫、脱氮、脱氧、烯烃饱和及芳烃开环饱和等反应。反应产物自R3001底部流出，依次经与混氢原料油换热器E3001（管程），分馏塔进料换热器E3002（管程），混氢原料油换热器E3003（管程）分别和混氢原料油、分馏塔进料、混氢原料油三次

25、换热后，温度降至110进入反应产物空冷器A3001。为防止反应产物在冷却过程中析出铵盐而堵塞管道和设备，要通过高压注水泵P3004将硫磺净化水（少量）和制氢来酸性水注在A3001的进口管线或E3002管程出口管线中，溶解洗涤铵盐类。反应产物自A-3001流出后，再经反应产物水冷器E3005冷至40，进入高压分离器V3005。在高压分离器V3005中，经气、油、水三相分离后，含硫污水经减压后与低压分离器V3006分离出微量水一道送至装置外污水汽提装置处理；高分油经减压后进入低压分离器V3006中，分离出溶解在油气中的富气和微量水，高压分离器V3005顶部来的高分气，进入循环氢压缩机入口缓冲罐V3

26、004分液，再由循环氢压缩机C3002升压后，返回反应系统。低压分离器V3006分离出的富气送至制氢装置作为制氢原料气，低分油先经柴油产品与分馏塔进料换热器E3004与柴油产品换热，再经反应产物与分馏塔进料换热E3002后，进入分馏塔进料加热炉F3002加热至220或经F3002副线进产品分馏塔T3001。 分馏塔塔顶油气经分馏塔顶空冷器A3002、分馏塔顶水冷器E3006冷凝冷却至36后，进入分馏塔顶回流罐V3007进行气、油、水三相分离。气相即分馏塔顶低压含硫气体送至制氢装置界区内的气体脱硫塔脱硫后送火炬系统；水相经含硫污水泵P3010升压后和高低分含硫污水一并送出装置；油相即粗汽油由粗汽

27、油泵P3003抽出，部分打到分馏塔顶作为回流，部分粗汽油经过柴油产品与脱硫塔进料换热器E3009换热至80后进入脱硫塔。塔底出来的柴油馏分经柴油产品泵P3002送至产品与分馏塔进料换热器E3004/1、2换热后再经柴油产品与脱硫塔进料换热器E3009换热，然后再经产品与分馏塔进料换热器E3004/3、4换热后去产品空冷器A3003、水冷器E3007冷却至60出装置。脱硫塔顶油气经脱硫塔顶水冷器E3012冷凝冷却至40后，进入脱硫塔顶回流罐V3012进行气、油相分离。气相即脱硫塔顶低压含硫气体和分馏塔顶含硫气体一并送至制氢装置界区内的气体脱硫塔脱硫后送火炬系统；油相经轻石脑油泵P3013抽出，部

28、分打到脱硫塔顶作为回流，部分轻石脑油作为产品和重整轻石脑油一并送出装置；生产中，此流程可逆向使用，即重整轻石脑油由加氢轻石脑油外送线返回经脱硫塔回流线进塔，起到回流作用，回流泵间断开泵维持回流罐液位，轻石脑油全部压入塔底。塔底出来的石脑油馏分经石脑油产品泵P3012送至石脑油冷却E3010，冷却至40出装置，作为乙烯原料出厂。如开低凝点柴油塔，则自分馏塔T3001第19层塔盘抽出轻柴油馏分，依靠重力自流到轻柴油汽提塔，塔顶油气与汽提蒸汽返回分馏塔第21层塔盘；塔底轻柴油馏分由轻柴油泵P3016抽出经轻柴油与原料油换热器E3014换热后，再经过产品水冷器E3007冷却后送出装置。1.3.2 设计

29、工艺指标项 目单 位设计指标改造后指标备 注总 进 料 量t/h75100反应器入口总压MPa7.85反应器入口氢分压MPa6.27平均反应温度339.5反应器入口温度293300一床层出口温度347二床层入口温度323二床层出口温度353三床层入口温度342反应器出口温度355总 冷 氢 量Nm3/h25620一、 二床层间冷氢量Nm3/h17500二、 三床层间冷氢量Nm3/h8120体 积 空 速h-11.5反应器入口氢油比Nm3/m3400高分操作压力MPa7.4高分操作温度40低分操作压力MPa0.73低分操作温度40分馏塔塔顶温度138灵活调整分馏塔塔顶压力MPa0.157灵活调整

30、分馏塔塔底温度199灵活调整分馏塔塔底压力MPa0.186灵活调整汽提蒸汽量t/h1500灵活调整分馏塔进料温度245灵活调整注: 改造后指标数据选取2003年生产数据分馏塔操作条件根据粗汽油干点调整及原料组成变化而改变实际生产中分馏塔控制汽油干点和柴油闪点，操作条件放开。此表仅列出分馏操作典型数据。1.4物料平衡及物料消耗1.4.1物料平衡初建设计物料平衡表（年开工8000小时）项目物料名称重%公斤/时吨/日吨/年进料焦化汽油15.9911992.5287.895940焦化柴油36.2927217.5653.2217740催化柴油47.7235790.0859.0286320工业氢3.123

31、24.855.79518598合计103.1773251855.8618600出料粗汽油19.6514740353.76117920柴油80.69605181452.432484144燃料气1.96146835.23211744损失0.8059914.3764792合计103.1773251855.0618600 1.4.2 物料消耗设计进料量 60×104 t/a序号项目年消耗量能耗指标能耗MJ/a备注单位数量单位数量1电kw·h/a15695800kw·h/a12560.41971455262循环水t/a4008000kJ/t4186.8167806943软化

32、水t/a48000kJ/t10467.55024404氮气nm3/a200160kJ/nm316753352685蒸汽t/a15200kJ/t3391308515478816净化风nm3/a960000kJ/nm31674.7216077317燃料气kg/a12122400kJ/kg382004630756808能耗合计7309952229单位能耗91.37×104KJ/t(进料) 21.86千克标油/吨进料1.4.3生产控制分析采样地点样品名称分析项目分析方法分析频次备注单位指标原料油原料油密度GB/T1884/18851次/24h  kg/m3硫SH/T170

33、40µg/g12000氮QJ/CZFGS 13.025µg/g1800馏程GB/T6535溴价SH/T0236 g/100g碱氮SH/T0162不定期µg/g运动粘度GB/T265不定期 mm2/s酸度GB/T258mg/100ml实际胶质GB/T509mg/100ml 凝点GB/T510闪点GB/T261苯胺点GB/T262柴油出装置柴油产品凝点GB/T5102次/周周2、5闪点GB/T2611次/24h  57密度GB/T1884/1885kg/m3馏程GB/T6536硫SH/T0253%0.12氮QJ/CZFGS 13.0251

34、次/周周3µg/g运动粘度GB/T265不定期 mm2/s酸度GB/T258mg/100ml10残炭GB/T268%十六烷值GB/T386催速沉渣SH/T0175%石脑油石脑油密度GB/T1884 /18851次/24hkg/m3硫SH/T02531次/周 周3%馏程GB/T65361次/8h 族组成SH/T 07141次/周周3新氢新氢组成分析QJ/CZFGS 13.0341次/24h硫化氢检测管mg/m3循环氢循环氢组成分析QJ/CZFGS 13.034硫化氢检测管mg/m3燃料气燃料气组成分析QJ/CZFGS 13.034不定期 加氢反应

35、炉烟气组成QJ/CZFGS 13.03241次/周周3碱液碱液NaOH QJ/CZFGS 13.018不定期%PH值 低分气低分气组成分析QJ/CZFGS 13.0341次/周周2分馏塔顶回流罐富气组成分析QJ/CZFGS 13.032不定期取样地点样品名称分析项目执行标准分析频次备注单位指标231-234罐原料油轻污油重污油密度GB/T1884/18851次/罐 kg/m3馏程GB/T6536硫SH/T0253%2.装置开工规程本规程适用于硫化态催化剂的开工，对于非硫化态催化剂的开工,需进行预硫化步骤，具体方案参见催化剂的使用与管理中的相关部分内容。2.1 开工

36、必须具备的条件2.1.1开工前做好“三级检查”，坚持“四不放过”的原则。2.1.2检查质量合格,安全防护设施完好、齐全，设备堵漏彻底，环境卫生符合要求。2.1.3各职能处室组织进行书面签字验收确认开工条件，生产管理部下达开工指令。全体岗位操作人员必须熟练掌握开工方案。2.2开工前的准备工作2.2.1 开工检查(1)加热炉的检查按加热炉检查规范标准检查炉管，检查炉堂内无杂物，炉墙平整严密无裂缝，炉内耐热衬里、支架、回弯头、防爆门、看火孔、自然通风门等附件是否完好；检查各火嘴瓦斯管线、消防蒸汽及吹扫蒸汽管线阀门是否好用，阻火器是否按规格要求装好；烟道挡板及风门是否灵活好用等。(2)机泵的检查检查机

37、泵基础平整、盘车灵活，机泵丝堵严密；检查对轮罩、消音罩、电机接地线齐全、牢固；联轴器符合安装要求；检查润滑油、封油系统清洁完整，不堵不漏；油标、油杯及附件齐全；检查所有温度计、压力表完好，应有的放空、扫线、预热、排污等阀门齐全好用；检查所有的法兰、螺栓把紧满帽，垫片、盘根材质符合要求，基础及地脚螺栓完好紧固。(3)冷换设备的检查检查各冷换设备头盖及出口法兰垫片、螺栓紧好，材质符合设计要求；检查各冷换设备进出口阀门、压力表、温度计、放空阀等安装正确，观测、更换及操作方便；检查空冷电机转向正确，风扇角度均匀，皮带松紧适当，翅片完整无损，运转部位润滑油（脂）加满，牌号正确；检查各换热设备保温完整，地

38、脚螺栓及基础支架牢固。(4) 容器的检查检查反应器的入口扩散器、出口收集器、顶部分配盘、冷氢箱等内构件是否按设计要求装好，分配盘开孔尺寸符合设计要求，没有堵塞现象；检查各容器保温完整，支架牢固，地脚螺栓符合要求，所属人孔的法兰、垫片、螺栓符合设计要求；各容器所属放空阀、液位计、压力表、排污阀等有关设备附件是否好用，引出口是否堵塞，安全阀定压及安装是否正确无误。(5) 工艺管线管件的检查按照工艺仪表流程图和施工图对装置内管线进行仔细检查。检查施工是否满足工艺管线安装规范，管线走向、连接符合设计要求；检查管线的法兰对正情况，垫片安放位置正确，没有偏位、张口、松弛现象，垫片材质、压力等级符合设计要求

39、；检查法兰的螺栓、螺母的材质符合设计要求，螺栓安装正确，螺母对称把紧，螺丝两端满扣；检查管线连接处焊缝没有砂眼、脱焊、欠焊等缺陷存在；检查所有管线的支架、吊架装好，固定支架牢固，活动支架要留有空隙；检查管线上的流量孔板、限流孔板、温度计、压力表、热电偶按设计要求方向装好；检查管线保温、防腐符合设计要求；检查所属阀门（单向阀、疏水器、过滤器等）的安装方向正确。检查管线上的阀门、盘根、大盖是否把紧，导淋是否畅通。(6)公用系统检查检查新鲜水、循环水、蒸汽冷凝水、污水等系统是否畅通，检查各电动设备电源线路是否接通，照明是否满足生产需要，检查各蒸汽系统是否好用，检查非净化风、净化风、高低压氮气系统是否

40、畅通，检查高压瓦斯、低压瓦斯是否畅通无阻。(7)安全设施检查检查所有可燃气体报警仪、硫化氢报警仪、洗眼器、各类消防、气防器材、硫化氢警示牌、风向标、火灾报警仪是否齐全好用，消防通道畅通，各设备接地是否良好。(8)火炬排放系统的检查检查装置各火炬排放系统是否畅通，关闭火炬系统所有的排放口，使其在密封状态。(9)环保检查检查各排水沟、地漏是否畅通，含油污水与雨水系统是否隔离，各污水进出口是否畅通。(10)仪表检查 配合仪表调试装置的联锁和控制系统，现场仪表动作是否正常。(11)盲板检查检查装置盲板是否按要求拆（装）完毕，所加隔离盲板能否在引入介质后安全拆除，对所有盲板建立台帐，现场挂牌，并设专人负

41、责，避免因遗漏影响开工和正常生产。2.2.2 开工条件确认(1)关闭所有管线、设备和机泵上的放空阀。(2)打开在用安全阀的前后截止阀，并在阀门手轮上打好铅封，关闭副线阀，保证去火炬系统流程畅通。(3)联系生产调度及相关单位将水、电、汽、风、氮气等引进装置，并要求供排水、动力等单位确保水、电、汽、风的正常供给，联系化验、仪表、电气、钳工等单位配合开工。(4)准备好气密用的肥皂水、气密桶、氢气检测仪、粉笔（或记号笔）等工具。(5)工艺流程经三级检查并确认无误。(6)原料油取得合格的分析数据，具备送油条件，并备好化工材料（硫化剂、缓蚀剂等）。(7)新氢压缩机、循环氢压缩机、高压进料泵、高速离心注水泵

42、、各低压机泵等进行单机试车。2.3 开工要求及注意事项开工前做好“三级检查”，坚持“四不放过”的原则。即检查质量不合格不开工,安全防护设施不齐全不开工，设备堵漏不彻底不开工，环境卫生不符合要求不开工。并由各职能处室组织进行书面签字验收确认开工条件，由生产管理部下达开工指令。开工中要求做到“十个不”。即不漏、不跑、不冒、不串、不误操作、不损坏设备（催化剂）、不出事故、不放过一个异常现象、不漏记一个数据、不失时机保证开工顺利进行。全体操作人员必须了解检修情况、熟练掌握开工方案。2.4 设备、管线吹扫、气密2.4.1 原料、分馏系统的水冲洗(1)水冲洗的目的水冲洗是用新鲜水冲洗管线及设备内残留的泥沙

43、、焊渣、铁锈等杂物，防止卡坏阀门、堵塞管线和设备、损坏机泵，确保设备、管线畅通无阻。(2)水冲洗的注意事项反应系统高压临氢部分不允许进水；冲洗前应拆除设备内的破沫网、管线上的调节阀、流量计、孔板等，防止焊渣等杂物进入造成损坏 。当有关设备、管线冲洗吹扫干净后，再将上述部件回装好。冲洗前应将采样阀、仪表引出阀、压力表手阀、液面计等易堵塞的阀门关闭，待设备、管线冲洗干净后，再打开上述阀门进行冲洗，仪表引出线应通知仪表工进行冲洗。塔器内装水时，底部排污阀应全开，待水清后关闭。顶部放空阀应全开，防止憋压或抽空。先冲洗管线，后冲洗设备，设备冲洗完成后，可采用由塔器向四面辐射的方法，自上而下逐条管线冲洗。

44、在冲洗前，系统中所有的阀门应全关，随用随开，防止跑串。冲洗时，凡是走副线的部位应先打开上、下游阀及放空阀放空。要先管线后设备，先主线后支线，较长的管线分段冲洗，冲洗管线时要与设备断开，靠设备一侧加临时盲板或铁皮，管线冲洗干净后，再冲洗设备。泵入口管线冲洗干净后，换临时过滤网启泵，防止杂质进入泵体。冲洗过程中需开泵时，运转时不能超过额定电流。冲洗完成后及时将设备、管线内的存水排净，必要时可用非净化风或氮气吹扫干净。将所拆设备、管线上的附件复位。冲洗水按照环保要求，进行处理、排放。2.4.2 贯通吹扫(1)装置开车吹扫的目的吹扫的目的是为了清除残留在设备、管线内的泥沙、焊渣、铁锈等杂质，防止卡坏阀

45、门、堵塞管线和设备、损坏机泵。通过吹扫贯通，可以进一步检查设备管线工程质量，检查工艺流程是否畅通无误，消除安全隐患，并促使操作人员进一步了解熟悉现场流程，为开工做好准备。(2)管线吹扫常用的介质临氢系统引风吹扫，引氮气置换，非临氢系统引蒸汽、风或氮气吹扫。(3)吹扫要求吹扫之前，要把所有的孔板、计量表、疏水器、调节阀、过滤器滤芯及泵出口单向阀、入口过滤网、短节等管线附件拆下（不需拆的应注明），关闭仪表到引压线第一道阀（根部阀），压力表手阀，液位计连通阀，采样引出阀，安全阀前手阀，待主管线吹扫干净后，再逐一打开吹扫。在吹扫过程中，应尽量遵循先吹扫主管线、后吹扫支管线，沿管线向下或水平吹扫的原则，

46、避免向上吹扫。严禁向设备内吹扫，以免将杂物吹入设备内，若吹扫介质必须经过设备，必须先拆开进设备前的法兰，堵好进设备端口，将设备的入口管线吹扫干净后，介质方可经过设备，然后按流程向后吹扫。为提高吹扫效果，可采用憋压和爆破的方式（憋压不能超过设备的操作压力），吹扫一段时间后，采用迅速减少或提高吹扫介质量的方法，这样有利于扫出死角处或上升直管段内滑落的杂物。吹扫面不要铺得太大，以免吹扫介质供应不足，影响吹扫效果。吹扫过程要有专人负责，统一指挥协调，具体吹扫要一个区域一个组，一条管线一个人的分工负责。吹扫完成后，由吹扫者本人、班组、车间逐级对吹扫质量进行检查验收，并做好记录。吹扫前所加的盲板、拆卸的孔

47、板、调节阀、短节、单向阀等附件必须专人负责记录整理，吹扫结束后恢复原状。(4)蒸汽吹扫注意事项引蒸汽前必须先排凝，引蒸汽要缓慢，防止水击，排出口见汽，管线预热后，再逐步加大给汽量。一旦发生水击，应立即减少蒸汽量或停汽，待到管线不震、水击停止后，再脱水引汽。管线首次给汽，要遵循先少量给汽贯通、排凝、暖线、再提量吹扫的原则。管线给汽后，在排放口要有专人监护，以免烫伤人员。在排气口最好用物品挡住，以免污物飞溅。由于蒸汽吹扫时管线受热，严禁引汽后迅速提大汽量，以免造成管线突然受热膨胀向前推移，来不及补偿而拱起，同时还会造成水击，从而最终造成管托脱落，管线变形，保温层震碎脱落，管件拉斜，焊缝拉裂，垫片呲开等不良后果。冷换设备原则上不允许蒸汽吹扫，若必须吹扫时，其入口管线必须先吹干净，单程走吹扫介质时，另一程必须打开放空，以防换热器憋漏。同时蒸汽进冷换设备时必须缓慢，要有一个预热过程，以防突然升温而导致换热器受热膨胀不均而泄露。严禁蒸汽串入临氢系统。被吹扫的管线及