120万吨柴油加氢精制装置操作规程讲义

1、第一章装置概况第一节装置简介一、装置概况：装置由中国石化集团公司北京设计院设计， 以重油催化裂化装置所产的催化裂化 柴油、顶循油，常减压装置生产的直储柴油和焦化装置所产的焦化汽油、焦化柴油为原料，经过加氢精制反应，使产品满足新的质量标准要求。新轻柴油质量标准要求柴油硫含量控制在 0.2%以内，部分大城市车用柴油硫含量要求小于0.03%。这将使我厂的柴油出厂面临严重困难，本装置可对催化 柴油、直储柴油、焦化汽柴油进行加氢精制，精制后的柴油硫含量降到0.03%以下，满足即将颁布的新轻柴油质量标准，缩小与国外柴油质量上的差距，增 强市场竞争力。2；装置建即22351mx/年延迟焦化装置共同占地面积为

2、 217m103m该项目与50 万吨设在140万吨/年重油催化裂化装置东侧，与50万吨/年延迟焦化装置建在同 一个界区内，共用一套公用工程系统和一个操作室。本装置由反应（包括新氢压缩机、循环氢压缩机部分）、分储两部分组成。4t/a。X 10装置设计规模：120二、设计特点：1、根据二次加工汽、柴油的烯姓含量较高，安定性差，胶质沉渣含量多的特点， 本设计选用了三台十五组自动反冲洗过滤器， 除去由上游装置带来的悬浮在原料 油中的颗粒。2、为防止原料油与空气接触氧化生成聚合物，减少原料油在换热器、加热炉炉 管和反应器中结焦，原料缓冲罐采用氮气或燃料气保护。3、反应器为热壁结构，内设两个催化剂床层，床

3、层间设冷氢盘。4、采用国内成熟的炉前混氢工艺，原料油与氢气在换热器前混合，可提高换热器的换热效果，减少进料加热炉炉管结焦，同时可避免流体分配不均，具有流速 快、停留时间短的特点。5、为防止钱盐析出堵塞管路与设备，在反应产物空冷器和反应产物/原料油换热器的上游均设有注水点。6、分储部分采用蒸汽直接汽提，脱除 HS、NH,并切割出付产品石脑油。32 1 120万吨/年柴油加氢精制装置操作规程7、反应进料加热炉采用双室水平管箱式炉，炉底共设有32台附墙式扁平焰气体 燃烧器，工艺介质经对流室进入辐射室加热至工艺所需温度， 并设有一套烟气余 热回收系统，加热炉总体热效率可达 90%。8、本装置采用螺旋锁

4、紧环双壳程换热器，换热方案安排合理，以温位高、热容 量大与温位较低、热容量较小的物流进行换热，合理选择冷端温度，使热源量最 大限度地得以利用，使总的传热过程在较高的平均传热温差下进行。9、催化剂采用中石化集团公司石油化工研究院开发的RN-10B加氢精制催化剂。催化剂采用干法硫化方案；催化剂的再生采用器外再生。第二节工艺流程说明本装置的原料油由装置的配套罐区来，进入原料油脱水罐D301,通过自动反冲洗的原料油过滤器SR301除去原料中大于25仙冲勺颗粒后进入原料缓冲罐D302, 反冲洗污油由过滤器排出后进入反冲洗污油罐D312,由反冲洗污油泵P-304/A、B外送至污油罐区。原料油缓冲罐D302

5、出来的原料油经加氢进料泵P302/A、B升压后，在流量控制 下与混合氢混合，混合进料经反应产物/混合进料换热器E303/A、B、E301换热， 然后进入反应器进料加热炉F301。设置的温控阀TIC4501是通过调整进出换热 器的物料量来控制加热炉F301入口温度，达到控制反应温度的目的。反应加热 炉F301加热混合料至反应所需温度后进入加氢精制反应器R301, R301设置两个催化剂床层，床层间设有急冷氢。由R301出来的反应产物经反应产物/原料混合物换热器E301和反应产物/低分油 换热器E302换热后，再与反应流出物/原料混合物换热器E303/B、A换热，温 度降至120c左右，经高压空冷

6、器A301/A-H冷却至50C,进入高压分离器D303。为了防止反应产物在冷却过程中析出钱盐堵塞管道和设备，通过注水泵P303/A、B将水洗水注入到E303/A与A301/A-H上游侧的管线内。在高压分离器D303中，反应产物进行油、气、水三相分离。油相即加氢生成油， 在液控LIC4511控制下进入低压分离器D304;气相即D303顶部出来的循环氢（高分气）经过循环氢压缩机入口分液罐 D305分液后进入循环氢压缩机 K302 升压，然后分成两路：一路作为急冷氢去反应器R301控制反应器床层温开，另一路与来自新氢压缩机K301/A、B出口的新氢混合成为混合氢，在反应产物/原 料混合物换热器E30

7、3/A前与原料油混合。2120万吨/年柴油加氢精制装置操作规程D-303高压的排放气去焦化压缩机出口。D303底部排出的含有硫化氢和氨的酸性水、低压分离器D304底部排出的酸性水和汽提塔回流罐 D310排出的酸性水 一起送至D-112,由P-115送出装置。低压分离器D304闪蒸出的含硫气体（低 分气）去焦化装置脱硫部分处理后，作制氢原料。D304的油相（低分油）去分储部分。装置的补充氢由全厂2.0MPa氢气管网提供，主要由焦化干气制氢装置生产的氢 气和重整氢气组成，经新氢压缩机入口分液罐D306分液后进入新氢压缩机K301/A、B,经两级升压后与循环氢压缩机 K302出口的循环氢混合成为混合

8、氢。 低分油先后经汽提塔底精制柴油/低分油换热器E305/C、B、A、反应产物/低分 油换热器E302,换热后进汽提塔加热炉F-302加热至270c后进入汽提塔C301。 C301设有30层浮阀塔盘，塔底用经F301对流段加热后的0.81.0MPa过热蒸 汽进行汽提，塔顶油气经汽提塔顶空冷器 A302/A-H和汽提塔顶后冷器E306冷 却后，进入汽提塔顶回流罐D310。D310闪蒸出的气体至焦化装置富气压缩机入 口，压缩后去干气脱硫；部分油由汽提塔顶回流泵P312/A、B打回C-301,作为塔顶回流；部分粗汽油经P306/A、B升压外送出装。C301塔底油由精制柴油泵P305/A、B升压后，与

9、低分油/精制柴油换热器E305/A-C换热，经精制柴油空冷 A303/A-D冷却至50c后送出装置第三节工艺条件一、原料及产品性质：1、柴油加氢精制装置原料来源于重油催化裂化装置、常减压装置及焦化装置，原料3/h焦化干气制氢装置或全厂氢气20000Nn需的氢气由性质见表2、表3;1组成见表，管网提供。2、柴油加氢精制装置主要产品是精制柴油和石脑油，产品分布见表 4,性质见表5。3、补充新氢性质：组成(v%):H C N温度 压力21299.5 0.10.3 40 C 2.0MPa(g)3120万吨/年柴油加氢精制装置操作规程表1原料组成方案力杀一力杀一组分年万吨/m/%/年万吨m/%焦化汽油7

10、.85.5焦化柴油2117.52117.5催化柴油4739.24739.2催化轻循环油1310.81310.8直储柴油31.2263932.5合计120100120100备注：数据由石油化工科学研究院提供。表2 原料油性质油品名称焦化汽油焦化柴油直储柴油催化柴 油催化轻循环油3密度，g/cm0.73820.85390.8340.90430.80021.48121.46541.5212/S运动粘度， mm5.1375.9223.864硫含量 m%0.47450.910.2110.5430.1319氮含量 m%0.01330.280.0150.12440.021gBr/100g 澳价1.1217.

11、03C储程ASTMD86初储点/10%47/76164/208206/234172/20497/12430%/50%-/122252/290264/291231/256144/15170%/90%-/164324/356315/345302/354160/170100%185395367389189备注：数据由石油化工科学研究院提供。表3混合原料性质项目力杀一力杀一储10%1411584120万吨/年柴油加氢精制装置操作规程程30%19921950%25426670%30731490%359361m%硫含量0.460.45m%氮含量0.10.13 g/cm 密度0.8520.8620 n 折光

12、d1. 48341. 4862Brg/100g 澳价17.214.4备注：数据由石油化工科学研究院提供。 )4柴油加氢产品分布(w°%t产品目标硫含量< 150ppmS力杀力杀一力杀一S H20.4770.467NH30.1220.122Ci0.0250.015C20.020.01C30.0110.008C40.0050.004C汽油+ 513.2768.279柴油86.91491.903液收+C 5100.19100.182化学耗氢0.850.81备注：数据由石油化工科学研究院提供。 柴油加氢精制产品主要性质表5柴油产品要求150ppm<S5120万吨/年柴油加氢精制装

13、置操作规程力杀一力杀一主要产品汽油柴油汽油柴油储分范围165CC5>165C165CC5165 c >3密度（20C） g/cm0. 742.08470. 771849 0 .10%631878919330%8922311323150%11025912326470%12129812830190%12634013134120折光 n d1.39601.47201.42051.4723ppmS< 11271 <121ppmN1 <1001 <95十六烷值指数(ASTMD737)-51-48备注：数据由石油化工科学研究院提供。二、催化剂性质及化学品性质:催化剂1加

14、氢精制催化剂组成及物化性质号型 成、性质组RN-10BRG-1WO26 <)(MO： 5.5 3ONiO2.6 <0.1 <ml/g孔容<0.2568 . 02比表面m/g<100205g/ml堆密度1.1-1.20.57N/mm 强度<1812 <状形蝶形三叶草度粒一D1.63.4RG-1加氢保护剂(：备注)作用：(1)加氢活性逐渐增加6 120万吨/年柴油加氢精制装置操作规程(2)RG-1孔径大，孔容、比表面大，能脱出重质原料中的生炭物及有机金属化合 物等杂质，防止杂质进入加氢主催化剂床层。2、硫化物性质分析CS 2(CH S 232牌号分析项目观

15、外无色透明液体黄色难闻有毒液体C沸点45.6-46.5109.5C熔 点-983 kg/m密 度1.261.062度纯 -<99蒸发残渣>0.005硫含量m%84.268分子量7894.2、缓蚀剂3项 目WS-1性能状 态深褐色粘稠液体值PH892 度粘mm/s(20 C)59.73 (20 度密 kg/m C)0.8878点C 闪61. 5凝固点c-8性 溶解可与汽油、煤油、乙醇丙酮以任意比混溶性毒无毒、无特殊刺激性气味使用方法按塔顶储出物总量的5-8ppm注入7120万吨/年柴油加氢精制装置操作规程第四节设计指标、反应器设计指标:方案一方案二催化剂体系RN-10产品规格150p

16、pm S<反应入口氢分压MPa6.4t/h进料量150-1体积空速h82 1 . 1833 m催化剂装填量96.79上床层32.26下床层64.53反应温度 c 上床层：入口温度出口温度温升307 353 46315 359 44下床层：入口温度出口温度温升床层平均反应温度 c c反应器总温升343 362 19 34565349 365 16 350 60反应器入口氢油比4004003床层间冷氢量Nm/h1700015000催化剂运转周期42年，催化剂总寿命46年二、高压分离器：MPa(G) 7.5操作压力50C 温度 三、低压分离器：MPa(G)1.4操作压力8120万吨/年柴油加氢

17、精制装置操作规程温度C50四、新氢压缩机：入口温度C40入口压力MPa(G)2.0出口压力MPa(G)9.5五、循环氢压缩机：入口温度C50入口压力MPa(G)7.5出口压力MPa(G)9.2六、汽提塔：塔顶压力MPa(G)0.2进料温度C270塔顶温度C150七、注水罐：操作压力MPa(G)0.2温度C40八、物料平衡及能耗指标:(1)物料平衡方案一物料平衡项目物料 称名率收Wt%数量备注Kg/ht/d4t/a X10进料原料油1001500003600120MB0.85127530.61.02计合100.851512753630.6121.02出 料S+NHH0.599898.521.56

18、40.7188体气0.06191.52.1960.0732粗汽油13.27619914477.93615.9312柴油86.9141303713128.904104.297合计100.851512753630.6121.029120万吨/年柴油加氢精制装置操作规程注：HS和NZ布在含硫污水和加氢尾气中。32方案二物料平衡项 目物料 称名率收Wt%量数注备Kg/ht/d4t/a X10进 料原料油1001500003600120氢 新0. 81121529.160.972计 合100.811512153629.16120.972出 料HS+NH0.589883.521.2040.7068体气0.

19、03958. 51.4040.0468粗汽油8. 27912418.5298.0449.9348柴油91. 903137854.53308.508110.2836计合100.811512153629.16120.972分布在含硫污水和加氢尾气中。S和NH主：H32 能耗指标2)(能耗指标及计算表序 号目项年消耗量能耗指标能耗单位量数位单系数MJ/a1循环水万吨983.2千焦/吨4186.8411646182除盐水万吨6.4千焦/吨96296.46162969.63电万度2015.4度千焦/12560.42531423024燃料气吨14640千焦/吨307170004496968805氮气3万叱

20、1683/千焦标米167528140006净化风3万标 米1443标米干焦/167524120007蒸汽(1.0MPO)万吨13.44吨/千焦3181968427656499.28凝结水万吨-10.88千焦/吨309823-33708742.4能耗合计1149340526.4单位能耗4kcal/t 10) 22.88957.78MJ/t(原料 xio120万吨/年柴油加氢精制装置操作规程第二章 柴油加氢精制的生产原理及影响因素第一节柴油加氢精制的生产原理二次加工的柴油，比如催化裂化柴油，含有相当多的硫、氮及烯姓类物质，油品 质量差，安定性不好，储存过程容易变质，掺炼重油的催化裂化柴油尤其明显。

21、对直储柴油而言，由于原油中硫含量升高、环保法规日趋严格，已经不能直接作 为产品出厂，也需要经过加氢精制处理。柴油中含有的硫化物使油品燃烧性能变 坏、气缸积碳增加、机械磨损加剧、腐蚀设备和污染大气，在与二烯姓同时存在 时，还会生成胶质。硫醇是氧化引发剂，生成磺酸与金属作用而腐蚀储罐，硫醇 也能直接与金属反应生成硫酸盐，进一步促进油品氧化变质。柴油中的氮化物， 如二甲基叱噬及烷基胺类等碱性氮化物， 会使油品颜色和安定性变坏，当与硫醇 共存时，会促进硫醇氧化和酸性过氧化物的分解，从而使油品颜色和安定性变差； 硫醇的氧化物-磺酸与叱咯缩合生成沉淀。柴油加氢精制的生产原理就是在一定的温度、压力、氢油比、

22、空速条件下，借助 加氢精制催化剂的作用，有效的使油品中的硫、氮、氧非姓类化合物转化为相应的姓类和HS、2NH和HO。另外，少量的重金属则截留在催化剂中；同时使烯 姓和部分芳姓饱和，从而23得到安定性、燃烧性、清洁性都较好的优质柴油产品 和重整原料。第二节主要化学反应柴油加氢装置发生的主要化学反应为加氢脱硫、脱氮、脱氧、烯姓、芳姓加氢饱 和以及加氢脱金属，其典型反应如下：一、加氢脱硫：在加氢过程中，二次加工柴油中含硫化合物转化为相应的烂和硫化氢，从而脱除 硫。(1) 硫醇力口氢 RSH+H-RH+HST 22 硫醴力口氢) RSR+2H f2RH +HS T 2 (22二硫化物加氢 RSSR+3

23、H f2RH+2HS 3 () T 22嚷吩加氢 4 () CHS+4H-CH+ HST 2104442 二、力口氢脱氮：(1)烷基胺力口氢R-CH-NH+H -R-CH+NH T 33222 11120万吨/年柴油加氢精制装置操作规程(2)呷咪加氢+6H- CH+NH T 3225(3)叱咯加氢(4)叱噬加氢(5) 唾咻加氢三、加氢脱氧：(1)酚类加氢(2)环烷酸加氢 四、烯姓加氢饱和:+4HCH+NH T 31024+5HCH+NH T 32512+6H-CH+NH T 3237+Hf+HO 22+3H-+2HO 22烯姓加氢速度很快，几乎在常温下即可进行，二烯姓加氢速度比单烯始速度更快,

24、 有代表性的反应如下：(1) 单烯始加氢RCH=CH+H - RCHCH222 (2) 双烯烧加氢R-CH=CH-CH=CH+2H fR-CH-CH-CH-CH 322222五、力口氢脱金属：此类反应非常复杂，已知重油的脱金属代表反应如下：(1)沥青胶束的金属桥断裂为：R-M-R -> MS+RHR / H2式中M为金属锐，R, R，为芳姓(2)吓咻金属锲的氢解：12120万吨/年柴油加氢精制装置操作规程六、芳姓加氢：稠环芳姓的第一个芳香环的加氢反应速度比苯快，但第二、第三环继续加氢时的反应速度依次急剧下降，芳香烧上带有烷基侧链会使芳香烂的加氢更困难。(1)蔡加氢(2) 菲加氢在加氢反应

25、过程中，除上述化学反应外，还有脱卤素、裂解聚合等反应。聚合反 应会在催化剂上形成积碳，降低催化剂活性。加氢精制反应是放热反应，二次加 工柴油加氢精制反应热约为280-450KJ/kg(产物)。第三节 影响加氢精制反应的主要因素柴油加氢精制的作用主要是脱硫、脱氮和烯姓饱和。在储分油加氢精制过程中， 加氢脱氮的难度远远超过加氢脱硫和烯姓饱和，而且储分越重脱氮的难度越大。 加氢精制反应速度的快慢一般有以下规律：脱金属 > 二烯姓饱和脱硫 > 脱氧单烯姓饱和 > 脱氮芳姓饱和 柴油加氢精制过程中，所进行的反应与操作条件有很大关系。一、压力：反应压力的影响是通过氢分压来体现的。 系统的

26、氢分压高低决定于操作压力、 氢 油比、循环氢纯度及原料油的性质。13120万吨/年柴油加氢精制装置操作规程P= P X系统氢气体积浓度 系统氢气压力是影响柴油加氢精制的主要因素，但是压 力对柴油加氢精制深度的影响比较复杂， 因为在柴油加氢精制条件下，原料可能 是气相，也可能是气液混合相。对原料是气相的加氢精制过程，提高反应压力，导致反应时间的延长，从而增加 了加氢精制的深度。特别是氮的脱除率有较明显的提高。 压力变化对脱硫无较大 的影响。由于脱氮的反应速度较小，在加氢精制含氮原料时，常常采用提高压力 或降低空速的方法，达到较好的脱氮效果。而且系统总压力增加，相应氢分压增 加，可有效地抑制催化剂

27、表面积炭前身物的生成，有利于催化剂的使用寿命。当加氢精制压力提高到反应系统出现液相时， 操作压力继续升高，加氢精制效果将 变坏。这是由于催化剂表面扩散速度控制了反应速度。 操作压力升高的同时也使 催化剂表面的液膜加厚，使氢气在催化剂内扩散困难而降低反应速度。采用提高 氢油比的方法来提高氢分压，加氢精制的深度会出现一个最大值。 这是由于氢分 压的提高有利于原料的汽化，降低了催化剂表面液膜的厚度，提高了反应速度。柴油加氢精制的操作压力一般为 4.0-8.0MPa,操作压力的提高有利于加氢精制深 度的提高。另外，加氢精制反应系统内必须保持一定范围的硫化氢分压，否则硫化态Ni-W(Mo)组分会因失硫而

28、降低活性；但过高的硫化氢分压会降低系统氢分压，影响加氢精制效果，而且从加氢脱硫的反应机理角度，生成的硫化氢与作为反应物 的硫化氢在催化剂的活性中心上竞争吸附，影响硫化物的加氢脱硫。一般高压加氢应保持500Ppm以上的硫化氢浓度，对硫含量较低的原料，不能保持系统硫化 氢含量的应向系统补硫。硫化氢浓度大于 10000PPm,应置换。二、温度：硫、氮非杂环化合物的氢解是不可逆反应， 一般不受热力学平衡限制，反应温度 提高有利于反应速度的提高。对硫、氮杂环化合物的氢解要受加氢平衡的限制， 在不同压力下存在极限反应温度， 超过这一极限温度，脱硫、脱氮的转化率会下 降。芳姓加氢属于可逆反应，温度过高会发生

29、单环或双环环烷始脱氢反应，从而使十六烷值降低。柴油加氢精制的操作温度，在通常的压力范围内，一般控制在 300-400C，操作温度的提高有利于转化率的提高。三、空速：空速是控制加氢深度的一个重要参数，指每小时每立方米催化剂所处理的原料体 积数。空速降低，反应物与催化剂的接触时间延长，精制深度加深，床层温度上 升，耗氢增14120万吨/年柴油加氢精制装置操作规程加；但设计空速过低，反应容积利用率太低，降低了生产能力，增加了设备投资。 在加氢精制过程中，空速增加，催化剂表面积炭加快，尤其含氮量高的油品，在 高空速下，由于氮化物在催化剂表面的优先吸附、积累、缩合成积碳前身物，加 剧催化剂活性衰退。对柴

30、-1之间。1.0-3.0h油储分空速一般控制为四、氢油比： 33原料油)Nm。在压力、空速一 /m氢油比是通过催化剂床层氢气与原料油的体 积比(定时，氢油比影响反应物与生成物的气化率、 氢分压以及反应物与催化剂 的实际接触时间，对转化率有较大影响。提高氢油比可降低催化剂表面积炭速度， 为此加氢过程中所用的氢油比远远超过化学反应所需的数值。大量的循环氢和冷氢可以提高反应系统的热容量，从而减少反应温度变化的幅度，有效地将反应热 带出反应器，缓和反应器床层的温升。氢油比的增大虽然能提高转化率， 保护催 化剂，但也增加了循环氢量，即增加了动力消耗和操作费用。 柴油加氢的氢油比 一般为 400-600。

31、15120万吨/年柴油加氢精制装置操作规程第三章装置开工第一节准备工作1、装置安装或检修工作全部结束，需水试压的工艺设备均经试压验收合格。2、机泵试运结束。3、三查四定所暴露出来的问题全部处理完毕，全装置的动火项目结束，现场卫 生清理干净。4、人员岗位培训完成，岗位操作员经考试合格已取得上岗合格证。5、投料试车方案经过交底、学习与讨论。6、公用系统水、电、汽、风、瓦斯供应正常。7、安全消防器材配备齐全，安全措施已落实。8、界区外可提供合格的氢气。9、联系调度提供合格氮气，在系统催化剂干燥时能满足供应。10、硫化剂与试车用直储柴油准备好。11、气密用具、标准压力表、刷子、肥皂水、洗耳球等已准备好

32、。12、联系辅助车间如油品、化验、仪表、电工、维修、配合开工。第二节装置低压气密与置换一、准备工作：1、设备、管线等进行全面检查，发现问题处理完毕。2、联系仪表、检修等单位配合检查处理。3、切断与气密无关的阀门或加盲板，改好气密流程，要注意，不进行气密试验 一侧的放空阀要打开，防止阀门内漏用压引起事故。二、高压临氢系统的低压气密：1 .气密标准以肥皂水作气密检查不冒汽泡为准，观察压力降作参考。2 .气密流程16120万吨/年柴油加氢精制装置操作规程（K-301 入口给 N） 水301 E303/A（壳） E303/B（壳）E301 （壳）一F301 一 R301D303 A301E303/A（

33、管）E303/B（管）-E302 （管）E301 （管）D305D306K301备注：与该系统相连设备、管线同时试压3.气密与置换的主要步骤关闭所有放空阀，改好试压流程，用 N充压至0.5MPa后，用肥皂水检查泄漏点2并处理。0.5MPa试压合格后，将反应系统抽真空到 0.017MPa(A)。用氮气破坏真空，使压力升至 0.1-0.2MPa(G)。再次将反应系统抽真空到0.017MPa(A)后，用氮气破坏真空，使压力升至0.5MPa,压缩机单独置换合格后并入系统。启动新氢压缩机K-301建立循环流程，采样分析 0< 0.5%合格后，试压至2.0 2MPa,用肥皂水检查无泄漏。(6) 2.

34、0MPa气密结束后，点炉升温进行系统干燥与系统试压。三、低压部分的吹扫与气密：1 .系统先进行蒸汽吹扫、赶空气、再试压后，充入N,严防空气进入。22. D-304 用N试压至1.6MPa。23. C-301系统用蒸汽试压至0.4MPa。4、原料预处理系统用蒸汽试密，D301、D302试密压力0.7MPa。5、放空系统用蒸汽试密，D315试密压力0.3 MPa。6、水、蒸汽、风、氮气管线用本介质试压至操作压力。第三节催化剂的干燥与气密一、催化剂干燥脱水的目的：催化剂在包装、储运和装填中，都难免吸附一定水分，吸附水会降低催化剂的活性17120万吨/年柴油加氢精制装置操作规程和强度，因此催化剂需要在

35、预硫化前进行脱水。二、准备工作：1、准备好水桶、磅称等用具。2、与调度联系准备好充足的氮气、燃料气。三、催化剂干燥步骤：1、系统低压气密与置换合格后，加热炉开始点火，适时启动循环氢压缩机建立临 氢系统气体循环，按催化剂干燥程序表进行升温干燥，升压过程中应注意反应器 器壁温度(由表面热电偶测出)升至93c以前,系统压力不得超过2.3MP32、干燥温度以反应器床层最高温度为准，升温速度不得大于25C/h,升降压速度不得大于0.3MPa/10min。3、在干燥过程中高分(D-303)和循环压缩机入口分液罐(D-305)每小时脱水一 次，脱出的水要计量。干燥完成的主要标志是连续两次高分脱水<10

36、0ml。4、催化剂干燥程序表：温度阶段C 120 120 升温速度E/h1温温时间h120250 250 250350 35035015020284202882028162028结束备注：恒温时间从床层出口温度达 120C、250C、350c开始计算，升温速度以 反应器入口温度为准。系统升温至 250 c时进行热紧。5、干燥时急冷氢调节阀关闭，视防喘振情况，K302反飞动阀尽量关小。四、催化剂干燥阶段的操作条件：高分压力2.0MPa干燥介质：氮气压缩机循环气剂比尽量大五、反应系统气体循环路线：18120万吨/年柴油加氢精制装置操作规程K302 E303/A（壳）E303/B（壳）E301 （壳

37、）一 F301 R301D303 A-301 E303/A（管）E303/B（管）-E302 （管）E301 （管）K302D305一进行系统升压气密，升压速度150c恒温，用K301六、催化剂干燥结束后，系统降温至 > 0.3MPa/10min试压过程按下表进行气密压力MPa介 质K-301K-302压降MPa/hF-301）管E-301（出口温度C2.0氮气4.0氮气运转<0.05升温1506.0氮气运转<0.05升温1508.0氮气运转<0.05升温150注意：开工过程要求先升温再升压。开工过程中，反应器器壁最低金属温度（由表面热电偶测出）在达到 93c 以前，其

38、操作压力不得超过设计压力的 1/4,即2.375MPa,当器壁最低金属温 度在达到93c以后，其操作压力才允许逐渐地升高到正常操作压力。七、气密方法：低温阶段直接用肥皂水试密，温度高时，用法兰缠胶带纸扎孔、 肥皂水试密。高于4.0 MPa有泄漏点时，应降压至4.0 MPa以下把紧。第四节 装置氢气置换与气密1、系统气密结束，反应器床层150c恒温，系统降压至0.5MPa, N从压缩机出口 或D305顶排至大气，泄压过程中及时调整加热炉，泄压速度0.3 MPa/ 10min。 注意先降压后降温，即温度降至93c以前，操作压力必须降至2.375 MPa以下。2、对氢气管线进行全面检查后，联系调度将

39、氢气引入K- 301/1、2进行系统置换，置换的方法是：关闭排大气阀，系统升压至2.0MPa后，通过高分泄压至0.5MPa, 反复置换至氢纯度80%3、启动K- 301,用二回一返回阀或D305用D306调节阀控制升压速度，升压速 度为19120万吨/年柴油加氢精制装置操作规程0.3MPa/10min。将反应系统压力升至 2.0MPa 4.0MR 6.0MP3 8.0MPa进行四个 阶段的全面氢气气密。每个阶段稳压 8小时，压降0.05MPa/h为合格。 气密标准表气密压力MPa介 质K-301K-302压降MPa/hF-301E-301（管） 出口温度CD3062.0氢气恒温4.0氢气运转&

40、lt;0.05恒温1506.0氢气运转<0.05恒温1508.0氢气运转<0.05恒温150气密方法是：温度高时用法兰缠胶带纸扎孔、用肥皂水试密第五节催化剂的预硫化一、催化剂预硫化操作目的：新鲜的催化剂是以金属氧化态存在的， 为了获得最大的加氢精制活性，进一步提 高催化剂的稳定性，须用硫化剂对催化剂进行硫化，将其转变为金属硫化物。选用的硫化剂为二甲基二硫（DMDB二、硫化前具备的条件：1.经气密试验和紧急泄压试验，确认系统密封性和联锁性能安全可靠。外界供氢系统稳定，氢气纯度2. 80%3 . DMD史装入D-308到80%®度，注硫系统流量仪表检查确认、标定泵的流量（计量

41、泵的流量只能从小流量向大流量调减小流量时，应旋至低于要求流量以下后，再提至要求流量）。4 .分析人员与有关各方对分析循环氢纯度、HS含量的仪器、分析方法已确认, 分析2工作准备就绪。5 .公用系统满足条件。确认急冷氢阀好用，并已关闭。6.确认反应系统隔离点和硫化流程。7.隔离点：P302出口调节阀、付线阀、D303去低分油阀、D303排水阀。20年柴油加氢精制装置操作规程 120万吨/（管）E302 （管）一 E303D306硫化剂泵一 R301f E301 （管）一硫化流程： 硫 化剂一J R301 F301 E301（壳）E303 壳）K302 D305 D303 A301 K301 三、

42、硫化条件：高分压力：3.04.0MPa气剂体积比：300: 1600: 1硫化剂：DMDS四、硫化步骤：1、气密合格后，系统降压至 3.0 4.0MPa,降压速度0.3MPa/10min, F301出口 温度稳定在1502、启动硫化剂泵，以kg/h向反应器引硫化剂，提高炉出口温度到175C,用硫化剂润湿催化剂两小时。3、175c恒温结束后，以10c/h的速度提炉出口至230c，恒温4h。4、230c恒温结束后，以5C/h速率升温至290C,再以6C/h的升温速度升温至360C,恒温8h0当反应器入口的温度达到 360c后停止升温。5、预硫化过程有水生成，在175c恒温结束后开始每隔4h放水一次

43、、称重、记 录。6、温度达到360c后，每隔2小时或1小时放水一次，若恒温8h后连续两次放 不出水，则硫化结束。7、硫化结束后，计量汇总硫化剂用量和出水量，调整温度和压力准备反应进料。硫化阶段（Kpa-A）排气量升温速度C /h时间hH2S%浓度控制范围175 c恒温 （Nm3/h）17109 171132186120.10.5 18605C1752301060.30.5230 c恒温40.51.0C 2302905120.51.0290360c6120.51.0C恒温36081.02.0总硫化过程4421120万吨/年柴油加氢精制装置操作规程五、判断预硫化完成方法：1. 360c恒温阶段结束

44、前HS浓度10000ppm 22.高分连续两次放不出水。3 .床层最高温度已移至反应器最底层。4 .计算的注硫量已全部注入。六、注意事项：1 .升温速度以反应器入口温度变化情况计算，恒温时以反应器出口温度的达到 时间开始计算。2 .观察反应器温升，控制温升小于 25C,若温升超过25c时降低炉出口温度及 炉出口升温速度。视实际情况可降 DMD融入量或停止硫化剂注入。3 .循环氢中的HS含量未被检出或浓度小于0.3%,反应器内的温度不得超过230c24.各温度段对应的HS含量，见上表。25.分析循环氢中氢气纯度，保证大于 80%若低于80%加大火炬排放量。6.从实际硫化过程看，温度在200c后注

45、硫量较多，升温速度应缓慢；在 360C 恒温阶段，床层最高温度不允许超过 370c。七、硫化过程中的事故处理预案：1 .床层温开过大床层最高温度超过入口 25C ,则停止升温，若温升超过35 C,降反应器入口温度2030C,视HS浓度必要时停注 DMDS 22. DMD融入中断(1)如短时间中断注入 DMDS,应停止升温，可根据循环氢中 HS浓度的变化， 再决2定是否降温。(2)如在短时间内不能恢复 DMDSt入，应把反应器入口温度降至 230c以下。3 .新氢中断(1)短时间中断新氢，减小 DMD联入量，同时适当降炉出口温度。(2)较长时间新氢中断，降炉出口温度至 230C,彳？注DMDS并

46、注意维持循环 氢中HS浓度不小于0.05%。 2 (3)如供氢不足，应尽量维持系统压力，减少或 停止去火炬的循环气排放，同时降低升温速度，适当减少DMD联入量。4 . K-302 故障22120万吨/年柴油加氢精制装置操作规程(1) K-302故障停运后，停注DMDS,必要时适当降低炉出口温度并尽快恢复 K-302运转。(2) K-302停运后不能启动，还要降低炉出口温度至230c以下，防止催化剂 反硫化。5.注硫泵故障注硫泵故障停运后，适当降炉出口温度，防止催化剂反硫化。第六节反应进料一、反应系统进料条件：加氢催化剂硫化结束后，初期活性很高，为了更好地保护催化剂，采用直储 柴油进行催化剂初活

47、性稳定运转 48h。开工初期可适当降低温度，后期适当提高 温度，以保护催化剂长周期运转。1 .反应系统催化剂硫化已结束，反应系统压力调整到7.5MPa,温度290 C,保持氢气循环流程。2 .新氢压缩机K-301,循环氢压缩机K-302正常运转，系统压力控制平稳。3 .分储塔单塔循环操作调整正常，塔底液位 50-70%4 .注水及缓蚀剂系统准备就绪。5 .罐区已准备充足直储柴油。所有调节仪表、计量表、在线分析仪，可燃气及 HS报2警仪均已投用。6 .公用系统具备投用条件并已引至使用地点。二、进料（初活性稳定运转阶段）：1、按氢油比的要求调整好循环氢量。2、联系油品车间，送直储柴油进装置，进料后

48、系统压力会迅速降低，为克服之， 进料前通过新氢机向系统进 H,高分泄压。进料后通过关小高分压控阀保证系统 压力稳定。密2切注意D-301液位，液位50淅，启泵P-301。控制好D-302液位， D-302液面为50淅，启泵P-302以90t/h向反应系统进料，严防P-301和P-302 抽空，并加强D-301切水。3、调节好各容器的压力和液位，适当调整反应器R301温度，稳定系统循环气量 和新氢量。4、当D-303建立正常操作液位后，投用液控阀LIC4511,由液控阀LIC4511控制 液位，23120万吨/年柴油加氢精制装置操作规程将油引进D-304油，D-304液位正常后，将油改进分储塔

49、C-301。同时停止分储 塔单塔循环。5、视C301底液面情况，联系油品车间，将精制柴油外送。调整汽提塔操作，当 质量指标合格送合格油罐。6、将水洗水引入 D-307，启泵P-303向系统注水，控制好D-303、D-304界位， 污水外送出装置。7、各部操作正常平稳后,D-311配好缓蚀剂溶液，以塔顶流出物油气量的5-8ppm 注入塔顶。三、切换原料：反应系统进料48h后，可联系调度切换加氢精制原料。1、根据生产调度的安排，在总量保持不变的情况下逐步将催化柴油引进装置。改催化柴油前，可保持较大的高分压控阀开度。2 .根据外供氢量和高分压控阀开度适当降低加氢反应器R301入口的温度，防止因催化剂

50、初活性较好，造成催化剂床层超温及氢耗迅速增加系统压力下降过快， 切换时控制床层温升不大于50 C。如有超温现象，可继续降低反应器入口温度, 视加热炉燃烧情况，必要时可开大 TV4501;适当注入级间冷氢量，以冷氢压低 二段床层反应入口温度。3、分储塔的操作按指标进行调整。4、稳定各罐的液位、压力，控制好氢气补充和消耗的平衡，防止反应压力波动. 5、操作平稳以后，及时联系化验采样分析精制柴油质量，根据分析指标调整操作参数，争取早出合格产品。24120万吨/年柴油加氢精制装置操作规程第四章 装置的运行及维护第一节反应系统操作法加氢精制反应对产品质量的调节、以反应温度为主要手段。空速、压力、氢纯度、

51、 氢油比等指标一般调节幅度不大，反应系统的操作要掌握好原料性质，控制好加 热炉的平衡操作，降低装置能耗，控制好反应温度与反应压力，使装置平稳、安 全长周期运行。一、新鲜原料进料系统调节：1 .进料缓冲罐的LIC4501与FIC4501、FIC4502组成审级控制，达到控制装置总 进料量的目的；FIC4501与FIC4502间组成比例调节，以FIC4501即直储柴油进 料量为主，对催化柴油进装流量调节器设定。2. D302设有氮气气封，通过连通线，同时达到对 D301进行氮封的目的，氮封 压力0.4MPa,通过设在其顶部PIC-4501分程调节氮气气封压力。一般情况下， 可以用燃料气替代氮气作气

52、封，节约氮气。3、SR301A R C进料过滤器过滤精度为25仙m1最大压降为0.15MPa,当压降 升至此值将自动反冲洗。4、影响D-301、D-302液位的因素：(1)原料进装流量发生变化。(2)进料阀故障。(3)泵 P-301 或 P-302 故障。(4)仪表失灵。(5)反冲洗油量变化。(6) P302出口返入口量。5、操作要点：(1)加强原料罐的脱水，控制好界位，严禁将水带入反应器。现场脱水时操作 人员不得离开现场，严防跑油。(2)保证原料油流量稳定，装置提量、降量时，缓慢进行，防止对反应温度和高分液位造成较大波动。(3)控制好D-301的压力，防止压力波动过大，引起加氢进料泵流量不稳，影 响反应系统平稳运行。25120万吨/年柴油加氢精制装置操作规程(4)密切注意自动反冲洗过滤器 SR301的运行情况,发现问题及时与备用一组 切换，必要时将原料切换到旁路处理。(5)密切注意加氢进料泵的运行状况，加强对原料泵运行参数的监控，及时处理故障，保证系统的操作平稳。(6)压缩机切换时，为防止入口分液罐超压，应将二合一阀放手动。D306切液时，切液阀不要开关太快，防止 D306超压。