加制氢岗位手册样本

人生没有彩排

生命不能重来

玉皇集团企业文化

一、企业精神

崇德、重才、敬业、务实、创新

二、安全理念

安全第一、预防为主

三、管理理念

专业化、集团化、国际化

四、行为准则

讲忠诚、讲责任、讲贡献

五、人才理念

以人为本、崇才重才

德才兼备、唯才是举

前言

从曾经发生过的血的教训中，我们不难发现：事故大多数

时候，都是因为操作者自我保护意识不强、忽视对作业环境的

检查、盲目违章操作造成的。预防事故和意外灾害的发生归根

结底是人的问题。

为切实从源头遏制事故的发生，保证安全生产的顺利进行,

规范操作人员操作程序，结合各岗位安全操作规程、危险源的

预防与控制、作业程序，依据《中华人民共和国安全生产法》、

《山东省安全生产条例》、《山东省生产经营单位安全生产主体

责任规定》、《生产经营单位安全生产事故应急预案编制导则》

等相关规定，组织技术人员编写了《加制氢装置岗位应知应会

手册》。

本手册主要介绍了各岗位操作过程中涉及到的工艺流程、

有毒有害介质及危险因素，提出了具体的预防控制措施，并详

细阐述了发生事故后的应急处理方法，旨在提高员工对危险因

素的认识，了解和掌握危险因素的预防和控制措施，使员工掌

握应知应会的安全知识，努力从源头遏制事故的发生。

总策划：王进山

责任编辑：范延强刘俊义

责任编审：于新起崔同伟宫庆民

技术支持：邓小龙

印制规格：145mm义205mm32开

2014年8月第1版第1次印刷数量：50本

目录

一、企业基本情况........................................6

二、加制氢装置基本情况..................................6

三、岗位在装置中的位置..................................9

1、东侧为加氢位置；西侧为制氢位置。................9

2、虚线方框内为精储框图。.........................10

四、制氢岗位应知应会...................................12

1、制氢岗位流程方框图..............................12

2、制氢岗工艺流程简述..............................13

3、制氢岗工艺操作法................................15

4、制氢岗位主要介质理化性质.......................21

5、制氢岗应急处理..................................23

6、同类装置同工段事故案例.........................25

五、加氢岗位应知应会...................................27

1、加氢岗流程方框图...............................27

2、加氢岗工艺流程简述.............................28

3、加氢工艺操作法..................................30

4、加氢岗主要介质理化性质.........................35

5、加氢岗应急处理..................................38

6、同类装置同工段事故案例.........................40

六、整个装置流程图.....................................42

附件1：事故发生应急响应程序......................44

附件2：应急救援联系电话...........................45

一、企业基本情况

山东玉皇盛世化工股份有限公司隶属于山东玉皇集团，位于荷泽开

发区煤化工园区，占地面积1000余亩，现有员工1000余人，注册资金

2.8888亿元。地处于山东、河南、江苏、安徽四省交汇处，以巨野大型

煤矿及中原油田为依托，北临日东高速公路及327、220国道，资源丰厚、

交通便利。

一期工程投资12.7亿元，于2012年年底前建成投产，包括60万吨

/年MCC装置、60万吨/年汽柴油加氢装置、20万吨/年气体分储装置、3

万吨/年干气制乙苯装置、2.5万吨/年城1^装置、25吨/小时酸性水气

提装置及配套公用工程；二期工程投资15亿元，包括160万吨/年延迟

焦化装置、200万吨/年原料油预处理装置、80万吨/年加氢装置、2万

而7小时制氢装置、3万吨/年硫磺回收装置及配套公用工程和设施，二

期工程所有项目已于2013年6月份开始生产。

主要产品有汽油、柴油、石脑油、直储汽油、加氢催柴、MTBE、民

用液化气、炼厂丙烯、工业丙烷、乙苯、油浆、硫磺等。

二、加制氢装置基本情况

加氢装置规模：60万吨/年,加工下限：42万吨/年；加工上限:72

万吨/年。装置主要由原料油预处理部分、反应部分、分储部分及气体压

缩部分等组成。主要产品：石脑油、精制柴油，自装置管道送至系统。

工艺技术特点：

（1）本装置采用国内成熟的加氢精制工艺技术，催化剂采用国内开

发的LYT-UDS（1D/LYT-709A加氢精制催化剂。

(2)反应部分采用炉前混氢方案，操作方便，流程简化，传热效率

高。汽提部分采用蒸汽直接汽提流程。

(3)原料缓冲罐采用氮气保护、注水罐采用水封保护，防止与空气

接触.

(4)为防止原料中固体杂质进入反应床层，堵塞催化剂，过早造成

压降，采用了自动反冲洗过滤器。

(5)高压空冷器前注水，以防止镂盐结晶析出，堵塞空冷器和管路。

(6)催化剂预硫化采用湿法硫化。

(7)催化剂再生采用器外再生方案。

(8)分储塔塔底采用重沸炉。

(9)高压换热器采用双壳程换热器，传热效率高，压降低，减少设

备台数和占地面积。

为了解决60万吨/年焦化汽柴油加氢精制的氢源问题，配套建设

15000Nm3/h焦化干气制氢装置。本装置为新建装置，由青岛英派尔设计

院设计，以160万吨/年延迟焦化装置的焦化干气和3万吨/年干气制

乙苯装置的烧化尾气为原料，采用烧类水蒸气转化及PSA提纯的工艺技

术生产纯度为99.9%的氢气，所产的工业氢去60万吨/年汽柴油加氢装

置、20万吨/年焦化柴油加氢装置和40万吨/年焦化汽油加氢装置。装

置公称设计规模为15000nm3/h,为连续生产装置，生产制度为四班三

倒制，按年开工8000小时计，相当于产纯氢1.08万吨/年。装置主要

由造气和PSA两部分组成,造气部分包括原料压缩预热、原料加氢脱硫、

蒸汽转化及中温变换、中变气换热冷却分液、酸性水处理及蒸汽发生。

装置采用烧类水蒸汽转化法造气和变压吸附氢气提纯的工艺，该工

艺流程简单，成熟可靠，产品氢气纯度高。装置由原料压缩、预热；原

料加氢、脱硫；转化及中温变换；中变气换热、冷却及分液；中变气变

压吸附提纯；酸性水处理及蒸汽发生六部分组成。装置所用原料:为净化

焦化、加氢混合干气，产品:纯度为99.9%工业氢气，副产品:变压吸附

尾气全部用作转化炉燃料”

三、岗位在装置中的位置

1s东侧为加氢位置；西侧为制氢位置。

15000NMs/h装置乎面布置图

压缩机区

K2201原料气压缩机

消防通道

反应区换热区

R2203R2202R2201

中变反应器脱畸反应器加氢反应器

系统管廊泵区

转化炉区

F2201转化炉

K2203引风机

K2202鼓风机

2、虚线方框内为精微框图。

北

放

大

圮

罐g用

分佛终

加氢反应界

换热器区

汽提塔

消防通道

压缩机区

四、制氢岗位应知应会

1、制氢岗位流程方框图

污水处理场

2、制氢岗工艺流程简述

a)原料气压缩部分

配氢经FV1402与经过PV1401B的焦化干气进入原料气缓冲罐(D2201)

分液后，经原料气压缩机(K2201A/B)加压至3.2Mpa；进入原料气-中压

蒸汽换热器(E-2206)和原料气-过热蒸汽换热器(E-2207)升温到300C

左右进入绝热加氢反应器(R-2201)原料预处理部分。

b)烯燃饱和及脱硫部分

进入脱硫部分的原料气，由于含有大量的烯燃，每K摩尔的烯燃饱

合将引起约23℃的温升，首先进入绝热加氢反应器(R-2201),原料气在

加氢催化剂作用下发生反应，使原料中的不饱和烯烧加氢饱和、有机硫转

化为无机硫(硫化氢)，有机氯转化为氯化氢，控制出口气体温度约340℃,

然后再进入氧化锌脱硫反应器(R22021/2)脱氯段脱除原料中的氯，最

后进入氧化锌脱硫段，在此氧化锌与硫化氢发生脱硫反应。精制后的气体

中硫含量小于0.5ppm,烯煌小于1%(v)、氯小于0.2ppm经过FV1202

进入转化部分。

c)转化部分

精制后的原料气进入转化炉(F2201)之前，按水碳比3.5与3.5MPa

水蒸汽经过FV1203混合，再经转化炉对流段(原料预热段)预热至480〜

520℃,由上集合管进入转化炉辐射段。转化炉管内装有催化剂，在催化

剂的作用下，原料气与水蒸汽发生复杂的转化反应，从而生产出氢气、甲

烷、一氧化碳、二氧化碳和水的平衡混合物。出转化炉的高温转化气(出

口温度为780〜850℃,压力为2.59MPa(a)，残余甲烷约为7%(干基))

经转化气蒸汽发生器(E2201)发生中压蒸汽后，温度降至340-360C,

经TV1202进入中温变换部分。

d)中温变换部分

由转化部分来的约360℃的转化气进入中温变换反应器(R2203),在

催化剂的作用下发生变换反应,将变换气中CO含量降至3%左右，同时继

续生产氢气。中变气经过锅炉给水换热器(E2202、E2203)进行热交换

回收部分余热后进入中变气第一分液罐(D-2203),分液后的中变气再与

除盐水在中变气-除盐水预热器(E-2204)换热并在中变气第二分液罐

(D-2204)分液，分液后的中变气再经中变气空冷器(EC-2201/1,2),

冷却至6,0℃后进入中变气第三分液罐(D-2205)分液，分液后的中变气

最后经中变气水冷器(E-2205)冷却至40℃后进入中变气第四分液罐

(D-2206)分液，分液后的中变气进入变压吸附部分。

e)余热回收及产汽系统

1除盐水除氧系统

来自装置外的除盐水经过除盐水预热器(E2204)预热至90〜108℃左

右，经LV1602与酸性水汽提塔(C2201)底来的经汽提塔底泵(P-2201)

升压后的净化水混合后进入装置除氧器(D2211),除氧水经过中压锅炉给

水泵(P2202/L2)升压后送至中压产汽系统。

2中压产汽系统

来自中压锅炉给水泵(P2202/1,2)的除氧水经FIV1603、锅炉给水

第一预热器(E-2203)和锅炉给水第二预热器(E-2202/1、2)换热后换

热到250℃,进入汽水分离器(D-2207),饱和水通过自然循环的方式分

别经过转化炉对流段的蒸发段及转化气蒸汽发生器(E2201)发生3.5MPa

的饱和蒸汽。所产生的中压蒸汽，大部分在转化炉的对流段过热至450℃

与原料气混合作为转化炉进料，剩余部分出装置送至3.5MPa蒸汽管网。

3加药系统及排污系统

固体的磷酸三钠加入到磷酸盐加药装置的溶药箱(D2210)中，引入除

氧水溶解。然后用磷酸盐加药装置的中压加药泵(P2203/1,2)将药液送

至中压汽水分离器(D2207)内。为了减少系统热损失，设置了连续排污扩

容器(D2212)和定期排污扩容器(D2213),排污水送入连排，扩容蒸汽进

入除氧器(D2207),污水进入定排，并加入新鲜水冷却至50C以下排放。

f)PSA部分

来自变换部分的中变气，自塔底进入吸附塔A-H中正处于吸附工况

的塔（始终同时有两台），在其中多种吸附剂的依次选择吸附下，一次性

除去氢以外的几乎所有杂质，获得纯度大于99.9%的产品氢气，经压力调

节系统稳压后送出界区。

当吸附剂吸附饱和后，通过程控阀门切换至其它塔吸附，吸附饱和的

塔则转入再生过程。在再生过程中，吸附塔首先经过连续四次均压降压过

程尽量回收塔内死空间氢气，然后通过顺放步序将剩余的大部分氢气放入

顺放气罐（V4101）（用作以后冲洗步序的冲洗气源），再通过逆放和冲洗

两个步序使被吸附杂质解吸出来。逆放解吸气进入解吸气缓冲罐（V4102）,

冲洗解吸气进入解吸气缓冲罐（V4103）,然后经调节阀调节混合后稳定地

送往转化炉用作燃气.

g）净化水的回用

由各中变气分液罐排出的工艺冷凝水，在酸性水汽提塔（C2201）内用

蒸汽汽提净化后，经酸性水汽提塔底泵（P2201/1.2）升压后，取样化验

合格后经LV1306送往装置内除氧器（D22U）作为锅炉给水回用；如果水

质不合格则在装置内排入循环回水管网。

3、制氢岗工艺操作法

3.1原料缓冲罐压力控制

控制目标：0.6MPa配氢量保证H2/烯烧约为3.0（V/V）,

控制范围：0.6±0.IMPa,正常情况下进料量控制为4000Nm3/h。对

于焦化干气配氢量400~650Nm3/h；

相关参数：原料气进装置量

控制方式：原料气缓冲罐的压力是通过压控阀PV1401A,B的分程控制

来实现的，一般情况下都是通过调节PV1401B的开度来满足生产需要的，

当压力高时PV1401B会关小，从而降低装置进料量;当压力超高时,PV1401A

会打开泄压至低压瓦斯系统；当压力低时，PV1401B会逐渐开大满足D2201

的压力需求。

混合干气进料量由D-2201压控PIC1401B来控制，配氢为PSA氢气，

量由FIC1402控制。

进料稳定性受以下因素的影响。

影响因素调节方法

①原料压力波动①联系查找原因，稳定脱硫

塔压力

②配氢量波动②检查FIC-1402,稳定配

氢量

③转化配汽量波动③查找原因，稳定配汽量

④压缩机故障④切换压机，查找原因

⑤PSA故障，压力大幅度波动⑤查找原因，稳定PSA压力

进料量实际上是个空速问题。本装置催化剂装填量足够，一般情况下，不

会因脱硫进料量过大而导致脱硫不合格。只要控制好配氢和进料量的稳

定，从而保证脱硫系统的稳定，即可防止因波动而造成的瞬间停留时间不

足，从而稳定空速。因波动不仅影响脱硫的效果，更重要的是将会造成水

碳比失调，而使转化催化剂结碳，这在任何情况下都是不允许的。

异常处理：

现象原因调节方法

原料气量过大系统压力降低稳定后部压力

仪表故障联系仪表处理，外操改付线

调节

原料气量过小K2201来量减少稳定K2201来量

仪表故障联系仪表处理，外操改付线

调节

原料气量中断K2201故障停机按照K2201故障停机预案处

理

仪表故障联系仪表处理，外操改付线

调节

3.2变温加氢反应温度的调节

控制目标:340℃

控制范围：340±20℃

相关参数：E2206（原料气第一预热器）和E2207（原料气第二预热器）

出口温度

控制方式：加氢反应器的入口温度控制是通过控制TV1102的开度来

满足生产需求的。

异常处理：

现象原因处理方法

1.原料中烯燃1.降低反应器入口温度或

含量高或降低进料量。

（C0+C02）含量

加氢反应器床层高。

超温（＞400℃）2.进料量过大2.降低进料量。

超出设计负荷。

3.反应器入口3.降低反应器入口温度。

温度高。

3.3反应压力的控制

本装置脱硫系统设计压力为2.9MPa。在加氢脱硫过程中，反应压力的

影响常常是通过氢分压来体现的。系统中的氢分压取决于操作压力和氢燃

比。

本装置原料处于气相，提高反应压力实际上也就是增加了氢浓度、原

料气浓度和原料在反应器中的停留时间，因此适当地提高反应压力对脱硫

有利，而且氧化锌脱硫剂也希望在较高压力下使用，压力过低，脱硫效果

会明显下降。本装置催化剂装量留有足够的余地，通常不会因压力不足而

使脱硫不合格。但现在脱硫系统压力受全装置压力和后部系统压力的影

响，除非有特殊要求时，一般不单独提压或降压。

升高压力对提高转化率和延长催化剂寿命均有利，因为这既有利于转

化反应的进行，又可控制结焦率。在实际生产中维持一个稳定的操作压力

是必需的，它不仅影响到整个生产的稳定，同时又关系到设备和催化剂的

安全和寿命。

加氢脱硫的反应压力是和后面转化、中变的压力共用一个控制系统，

由中变气进PSA压力调节PIC-1302A和PIC-1302B来控制，整个系统的压

力受以下因素的影响。

影响因素调节方法

①进料量波动，压力波动①查找原因，稳定进料量

②变温、加氢、转化，中变反应温②查找原因，稳定各反应

度波动温度

③配汽量波动，压力波动③查找原因，稳定配汽量

④配氢量波动，压力波动④查找原因，稳定配氢量

⑤查找原因，稳定PSA

⑤PSA压力不稳，反应压力波动

压力

⑥压缩机及PICT302等仪表故障，⑥作相应处理

3.4转化炉出口温度控制

设计出口温度840℃,控制转化炉出口转化气中甲烷浓度才7%（干基

V%）。

控制范围：760-840℃

相关参数：瓦斯进炉量、水碳比、脱硫气出口温度

控制方式：F-2202出口转化气温度控制TIC1201是通过串级调节瓦斯

流量调节阀FV1201及解吸气与瓦斯混合气流量调节阀FV1502来实现的，

即通过控制炉膛温度来实现的。本回路可以切换主、副回路，且只可调节

其中一路，不可两路同时调节。当其中一路作为主回路时，另一路自动切

换为副回路，且副回路不会随着温度的变化而变化。

转化炉燃料由高压瓦斯及PSA尾气组成。高压瓦斯的平稳供应由压控

PV1502来保证。设置炉前尾气压控PV1501进行尾气超压放火炬，保证尾

气燃烧压力稳定。

当转化需快速减火降温而TV1201不能满足降温需要时，人为关小转

化尾气燃料，防止转化超温。

在事故状态下，为实现转化紧急停炉，在中心火嘴瓦斯线及混合尾气

燃料总管各设有紧急切断阀UV120RUV1202用以紧急停炉，保证转化安

全。

但炉出、入口温度高低也受以下因素的影响。需做如下处理。

影响因素调节方法

①维持进料以及蒸汽量平

①原料气以及配汽量变化稳，查找原因作出相应处

理

②瓦斯成份发生变化②查找原因，作出相应处理

③查找原因，稳定瓦斯压力，

③瓦斯压力波动或瓦斯带液

加强切液

④稳定操作或把PSA切除系

④PSA操作波动或故障

统

⑤稳定进料，D-2201及时排

⑤原料组成发生变化或带液

液

⑥配氢量波动©稳定配氢量

⑦F-2201燃烧状况不好⑦调整炉膛负压，烟气氧氧

含量至正常

⑧催化剂积碳或失活⑧烧碳或更换催化剂

⑨仪表故障⑨找仪表修理

⑩负压波动较大⑩稳定转化炉负压

温度调节依据：

"71)~根据转化出口CH,含量及时调整。CH」含量上升，提高

出口温度，一般不调节入口温度。

-72)~原料性质。原料变重，适当提高出口温度或水碳比。

-73)~生产负荷增加，适当提高出口温度。

"74)~为保证催化剂安全使用，在转化达不到进料条件下，

严禁进料。(入口不到500℃、出口不到820℃以上时)

3.4水碳比的控制：

控制目标：转化炉出口温度稳定、炉膛负压、炉膛含氧量稳定，炉出

口甲烷含量在7%以下

控制范围：3.5~7.0

相关参数：配汽量、配汽温度、配汽压力、脱硫气量、脱硫气温度、

脱硫气压力

控制方式：本装置炉管入口处水碳比为3.5。可通过带选择性的转化

炉水碳比控制系统实现自动调节。本系统包括两个调节器FV1202和

FV1203,FV1203为正常调节器，当水碳比趋近下限而未达安全软限时，程

序自动切换到超驰调节器FV1202,调节水碳比回到安全区，然后程序自动

切回FV1203进行正常调节。

异常处理

现象原因处理方法

1）立即查看进料调节阀是否故障，稳

原料气流量大

定进料量；

幅度波动

2）杳看压机入口压力是否大幅度波动，

稳定入口压力；

水碳比突然

3）查看配汽压力是否大幅度波动；

下降或升高

水蒸汽流量大4）查看配汽调节阀是否故障，并将调

幅度波动节阀改手动操作；

5）查看系统压力是否大幅度波动，稳

定系统压力。

4、制氧岗位主要介质理化性质

4.1、氢气（Hydrogen）

主要组成与性状：分子式：H2；

危险性类别：第2.1类易燃气体；

外观与性状：无色无臭气体。

主要用途：

用于合成氨和甲醇等，石油精制，有机物氢化及作火箭燃料

健康危害：

侵入途径：吸入。危害：本品在生理学上是惰性气体，仅在高浓度时,

由于空气中氧分压降低才引起室息。在很高的分压下，氢气可呈现出麻醉

作用。

急救措施：

吸入：迅速脱离现场至空气新鲜处。保持呼吸道通畅。如呼吸困难，

给输氧。如呼吸停止，立即进行人工呼吸。就医。

爆炸极限：4.1%〜74.1%,自燃点：570~590℃,最大爆炸压力：

0.720MPa

危险特性：

与空气混合能形成爆炸性混合物,遇热或明火即会发生爆炸。气体比

空气轻，在室内使用和储存时，漏气上升滞留屋顶不易排出，遇火星会引

起爆炸。氢气与氟、氯、漠等卤素会剧烈反应。

灭火方法：切断气源。若不能立即切断气源，则不允许熄灭正在燃烧

的气体。喷水冷却容器，可能的话将容器从火场移至空旷处。灭火剂：雾

状水、泡沫、二氧化碳、干粉。

泄漏应急处理：

迅速撤离泄漏污染区人员至上风处，并进行隔离，严格限制出入。切

断火源。建议应急处理人员戴自给正压式呼吸器，穿消防防护服。尽可能

切断泄漏源。合理通风，加速扩散。如有可能，将漏出气用排风机送至空

旷地方或装设适当喷头烧掉。漏气容器要妥善处理，修复、检验后再用。

储运注意事项：

易燃压缩气体。储存于阴凉、通风仓间内。仓内温度不宜超过30℃。

远离火种、热源。防止阳光直射。应与氧气、压缩空气、卤素（氟、氯、

漠）、氧化剂等分开存放。切忌混储混运。储存间内的照明、通风等设施

应采用防爆型，开关设在仓外，配备相应品种和数量的消防器材。禁止使

用易产生火花的机械设备工具。验收时要注意品名，注意验瓶日期，先进

仓的先发用。搬运时轻装轻卸，防止钢瓶及附件破损。

防护措施：

呼吸系统防护：一般不需要特殊防护，高浓度接触时可佩戴空气呼吸

器。

眼睛防护：一般不需特殊防护。

身体防护：穿防静电工作服。

手防护：戴一般作业防护手套。

其它：工作现场严禁吸烟。避免高浓度吸入。进入罐、限制性空间或

其它高浓度区作业，须有人监护。

理化性质：熔点：-259.2℃,沸点：-252.8℃,相对密度（水=1）：

0.07（-252℃）,相对密度（空气=1）：0.07,溶解性：不溶于水，不溶

于乙醇、乙醛。

5、制氢岗应急处理

5.1装置外来燃料气中断

事故现象：

1）D2202外来燃料气压力出现低报警。

2）转化炉出口温度下降。

3）燃料入炉前流量均下降。

事故原因：

1）瓦斯系统故障

2）瓦斯罐调节阀故障

事故确认

炉温度大幅度下降、瓦斯罐压力迅速下降

事故处理：

M-联系调度及车间，迅速查明原因。

[I]-监视F2201燃烧情况，通知外操调节风门开度等操作使火嘴燃烧

稳定，控制好F-2201炉出口温度。

[I]-系统降量处理。

[P]-赶赴现场，发现异常现象立即与内操联系，根据内操指令操作

[I]-以上调节无效时，请示领导准备紧急停工，其间与外操密切联系。

5.2原料压缩机故障停机

事故现象：

1）室内显示压缩机停止

2）FT1101显示突然下降

3）原料气压缩机入口压力突然升高

事故原因：

1）压缩机联锁停机

2）压缩机故障

3）晃电

事故确认

现场压机停运

事故处理

[I]-关闭二返一线、返氢线、压机出口调节阀，全开放空线。

[I]-将配汽调节阀自动改手动，保证高水碳比，防止转化炉超温，降

转化炉火。有PV1302BB控制系统压力。

[I]-与外操联系，抢开压缩机。

[P]-迅速赶去现场强开压缩机，与内操联系先将压缩机卸荷，再启动

压缩机。

[P]-调节润滑油压在0.3MP左右。

[P]-联系内操带荷逐渐升至100%负荷。

[P]-迅速去压缩机油站处强开辅助油泵。

配合其他外操启动压缩机关闭辅助油泵，直至压机运转正常。

[P]-若主机不能强开则强开备机，若都不能启动则按紧急停工处理。

5.3鼓风机停机

事故现象：

1）风机停机报警。

2）热风压力低报。

3）烟气氧含量下降。

4）炉膛灭火。

事故原因

1）鼓风机故障

2）装置停电或晃电

事故确认

炉膛负压迅速降低、现场风机停运

事故处理：

[M]-迅速赶到现场查看情况。

[I]-密切监视炉膛负压情况，室内启动备用鼓风机。

[I]-若室内无法启动则让外操去现场，抢开鼓风机。

[口一维持炉膛负压至-30Pa--50Pa及氧含量至3%»

[I]-若主备鼓风机无法启动时，应联系班长确认是否做紧急停工。

口]-其间要与外操密切联系，确保在第一时间处理。

迅速去现场，抢开原鼓风机，若抢开不了，则抢开备用鼓风机。

[P]-待炉膛负压稳定后，观察炉火是否正常，若有灭火现象则及时增

点火嘴。

[P]-若主备鼓风机无法启动时，则联系班长确认是否做紧急停工。

6、同类装置同工段事故案例

6.1制氢转化气蒸汽发生器管板裂纹事故

制氢装置转化炉于4月10日16:30开始氮气循环烘炉点火升温，

经过11天的时间，完成了转化炉烘炉、水汽系统煮炉、热氮试运等工作。

4月21日下午13:35汽包压力按煮炉要求，从1.3MPa开始升压，

17:15升至正常操作压力3.402MPa,17:25化验通知锅炉水质

化验合格，转化炉开始降温，从17:17至17：20,蒸汽发生器出

口温度从310℃迅速降为162℃,23日凌晨转化炉火嘴全部熄灭，24日利

用汽包上水排查出口温度下降原因，发现发生器管程见水，于是确定发生

器内漏。

2、事故原因：

(1)打开人孔检查发现：蒸汽发生器入口左侧部分陶瓷管已破碎，

管板左侧出现40厘米纵向裂纹，部分管束与管板接口处出现环形裂纹，

中心管衬管变形。

(2)从裂纹性状分析，管子、管板有质量问题；衬里材料有质量问

题；焊前预热和焊后热处理工艺存在问题；

3、事故教训；

(1)认真查阅设备交工资料、设备质量证明书。

(2)认真查阅交工资料中换热器管板和管子热处理报告。

(3)操作中严格操作规程、开工方案、安全规程，做好记录。

6.2制氢鼓、引风机突然停机事故

1、事故经过：

中午13：55时，制氢鼓风机起跳停机，引风机停机，当班人员立即

启动，因无电，炉膛正压；立即启动备机，调整操作，五分钟后正常。

2、事故原因：

制氢鼓、引风机电器系统故障跳闸停机。

3、事故教训：

加强现场监护，增强班内人员责任心。

五、加氢岗位应知应会

1、加氢岗流程方框图

2、加氢岗工艺流程简述

①反应部分

原料油（焦化汽柴油、直播柴油）自罐区混合后，经泵送至装置，进

入原料自动反冲洗过滤器SR-2101A、B,滤去杂质后进入滤后原料油缓冲

罐D-2102,再由反应进料泵P-2102AB抽出升压至9.5MPa后，与氢气（新

氢压缩机K2101/A,B出口的新氢与循环氢压缩机出口的循环氢混合后的

氢气）混合，经换热器E2103,E2101与反应产物进行换热，升温至225℃

（末期为270℃）；然后经反应进料炉F2101加热至290℃（末期为330℃）

左右，自上而下进入加氢精制反应器R-2101,在反应器中，原料油和氢气

在加氢催化剂的作用下，进行加氢脱硫、脱氮、烯燃饱和等加氢精制反应。

从加氢精制反应器出来的反应产物（初期335℃左右，末期380℃左

右），经换热器E-2101、E-2102,E-2103分别与混氢油和低分油换热后,

换热到130℃左右，进入反应产物空冷器EC-2101/A-F,为了防止加氢反

应生成的硫化物和氨在低温下生成钱盐，堵塞和腐蚀空冷器及管道，在空

冷器注入4t/h左右的除盐水（生产正常后改用蒸汽凝结水或净化水），

冷却至50℃左右进入高压分离器D-2103进行油、水、气三相分离。高压

分离器顶部气体经过循环氢分液罐D-2105分液后，进循环氢压缩机

K-2102/A,B压缩升压至9.5MPa,与新氢压缩机K-2101/A、B来的新氢混

合后，返回反应系统。

从高压分离器D-2103中部出来的液体生成油减压后进入低压分离器

D-2104中，继续进行油、气、水三相分离，油相去分储系统部分；低分气

送至装置外干气脱S装置。

从高压分离器及低压分离器底部出来的含硫含氨污水，送至装置外酸

性水汽提单元处理。

自制氢装置来的新氢压力约2.OMpa左右，在新氢机入口分液罐

（D-2106）脱去水等杂质后，经新氢压缩机（K-2101/AB）进行二级压缩

后升至9.5MPa,然后作为反应部分所需新氢，与循环氢压缩机(K-2102)

的循环氢混合，然后与原料油混合同反应流出物进行换热。

②分镭系统

低分油(温度为50℃、压力为1.5MPa)依次经低分油与精制柴油换

热器(E-2105)和反应产物与低分油换热器(E-2102)换热到210℃左右

后，进入脱硫化氢汽提塔(C-2101)18层塔盘进料，塔底吹3.5MPa的过

热蒸汽1.2t/h,以汽提出生成油中的硫化氢，塔顶温度约204℃左右，塔

底温度约2050c左右，塔顶压力控制在1.IMpao塔顶气依次进入脱硫化氢

汽提塔顶空冷器(EC-2102)、脱硫化氢塔顶冷凝器(E-2106)冷凝冷却

至后进入脱硫化氢塔顶回流罐(D-2110)«液体经分水后，经脱硫化

氢塔顶回流泵(P-2106A/B)升压至1.2MPa送回汽提塔顶作为塔顶回流,

调节塔顶温度；脱出的酸性气(温度为40℃、压力为1.0MPa)送至焦化

装置，酸性水自压(压力为0.9MPa)送至酸性水汽提处理。

从塔底出来的脱硫化氢后的微分油，自压至分储塔进料与精制柴油换

热器(E-2108),与精制柴油换热至260℃,进入分储塔(C-2102),分

离石脑油和精制柴油。分储塔的热源由重沸炉提供，由分储塔底重沸炉泵

(P-2108A/B)抽出塔底油升压至1.4MPa,经分储塔底重沸炉(F-2102)

加热至317℃左右返塔供热；塔底产品由精制柴油泵(P-2104A/B)抽出，

经分储塔进料与精制柴油换热器(E-2108)＞低分油与精制柴油换热器

(E-2105)换热至123℃,再经精制柴油空冷器(EC-2104)冷至50℃出

装置。

分储塔(C-2102)顶温控制在173℃左右，底部温度在307℃左右，塔

顶压力控制在0.18Mpa。塔顶油汽173℃经分储塔顶空冷器(EC-2103)、

分储塔顶冷凝冷却器(E-2107)冷凝冷却至40C后进入分储塔顶回流罐

(D-2111)o液体分水后，其中一部分经分锚塔顶回流泵(P-2105A/B)

升压至0.8MPa送回分储塔顶作为塔顶回流，调节塔顶温度，另一部分作

为石脑油送至碱洗水洗罐(D-2123、D-2124),经过碱洗水洗后送出装置。

3、加氢工艺操作法

3.1原料油过滤

控制目标：控制原料油内杂质

控制范围:1.0-2.OMpa

相关参数：

工作压力：l.OMpa(G)

工作介质：焦化汽、柴油、直储柴油

工作温度：20℃—60℃

过滤精度：2511m(98wt%)

系统流量：75000kg/h

反洗压差：0.18—0.25Mpa

反扫用气：低压蒸汽Ll±0.2Mpa(G)250±30℃

控制方式：手动/自动(气动控制系统)

反洗模式：内反洗

控制方式：手动/自动(气动控制系统)

常操作：

现象原因处理方法

装置降量或联系调度

原料油含带杂质多

更换原料

原料汕入装置压力低联系调度，提高压力

手动反冲洗或切除清

频繁反冲洗滤芯反冲洗效果差

理滤芯

气动阀动作不到位联系仪表

开伴热，联系调度调

原料油含蜡油多

节原料油

3.2加氢反应器32101

控制目标：稳定反应温度

控制范围：入口260-320℃

相关参数:F-2101入口温度TI3101A；炉出口温度TIC3102/1,2：R2101

入口温度TE3115；

控制方式：根据床层平均温度TIC3115通过调节炉出口温度

TIC3101/l,2温度，确保R2101床层温度。

⑴影响因素：

①原料油中烯燃、硫、氮、氧含量增加，床层温升增大。

②反应器入口温度升高，床层温升增大。

③催化剂活性降低，床层温升下降。

④氢纯度下降，床层温升下降。

⑤循环氢流量增大，反应器床层温升下降。

⑥冷氢量增大，床层温升下降。

⑦系统压力升高，床层温升增加。

⑧反应器或换热器内部介质走短路，床层温升下降。

⑨⑨新氢流量增加或组成纯度上升，床层温升增大

⑩进料量增加，床层温升增大。

⑵控制要点：

①严格控制R-2101反应温升不大于80℃.

②严格执行开工时，先升温再升压；停工时，先降压再降温。

③严格执行床层温度降至135℃前，压力必须降到2.1Mpa

④严格执行压力升至2.1Mpa前，床层温度必须升到135℃

⑤严格控制床层升降温速度20-30℃/H

@严格控制升降压速度不大于L5Mpa

3.3高低分控制

控制目标：进行油、水、气三相分离

控制范围：

高分：压力6.0〜7.5Mpa、温度40〜55℃、液位40〜60%、界位40〜

60%

低分：压力1.1〜L5Mpa、液位40~60%、界位10〜40%

3.3.1高分液位

高分液位是通过调节高分油去低分量来控制的。液位一般控制在（50

±5）%,液面超高，循环氢带液严重，易对压缩机造成损害，液面过低，

会造成高压串入低压系统。

|影响因素:|波动的原因:|处理方法:I

①原料油进料增加，液位上①原料油进料波动。①查明变化原

升。②新氢及循环氢波动。因作相应处

②新氢或循环氢量变化。③高分压力波动。理。

③高分压力上升，液位下④界位波动。②查明原因，

降。日控制阀失灵或仪表假显稳定新氢、循

④高分界位变化。不。环氢量。

口控制阀失灵或仪表假显③维持高分压

o力稳定。

⑥高分去低分油量增加，液④稳定高分界

位下降。位。

⑤走副线控

制，联系仪表

处理

⑥稳定流量。

3.3.2高分界位

高分界位是通过控制含硫污水排放量来控制，界位一般控制在（50±

5）%,界面高会使低分油带水，界面低会使污水带油或造成跑油。根据高

分界位的测量原理，如果加氢原料密度较高时，为防止含硫污水带油，应

控制较高界位。

影响因素：处理方法：

①注水量变化。①查找注水量变化原因及时处理。

②高分压力变化。②调整高分压力。

③原料油密度变化。③根据密度变化，调整界位控制范围，一般由

④控制阀失灵或仪表假车间以操作指令的形式更改控制范围。

显示④改走控制阀副线并及时联系仪表处理。

3.3.3低分压力

低分压力正常调节是通过压控阀PICA3115调节排放低分气量来控制。

低分气由于硫含量较高，含硫气体出装置去脱硫。压力超高影响安全生产,

要及时联系调度相关岗位查明原因并处理。压力低生成油不能正常进入脱

硫化氢塔，在开工时，可用氮气通过充压线将低分充压至正常。

影响因素：处理方法：

①高分压力上升，低分压力上①稳定高分压力。

升。②稳定低分液位。

②低分液面波动，影响低分压③及时改走副线联系仪表校验。

力。

③控制阀失灵或仪表假显示。

3.3.4低分液位

低分液位是通过控制向脱硫化氢塔进料量来控制。一般控制在（50土

5）%,液位高会使排出酸性气带油，液面低会造成油带气，向脱硫化氢塔

串气.

影响因素：处理方法：

①高分油至低分量增加，液位上升。①查明原因及时处理。

②低分压力增加，液位降低。②维持低分压力稳定。

③低分油去脱硫化氢塔量增加，液位降③稳定去脱硫化氢塔流量。

低。④改走控制阀副线，联系仪表

④控制阀故障或仪表假显示。及时校验。

⑤低分界位波动。⑤稳定低分界位。

低分界位

低分界位是通过控制含硫污水排放量来控制，界面高会使低分油带

水，界面低会使污水带油或造成跑油。

影响因素：处理方法：

①注水量变化。①查找注水量变化原因及时处理。

②低分压力变化。②调整低分压力。

③高分温度和压力变③稳定高分压力和温度。

化。④改走控制阀副线并及时联系仪表处理。

④整制阀失灵或仪表假

显示

3.4分储塔系统单元控制

控制目标：将汽提后的产物分离成精制柴油和石脑油

控制范围：塔顶温度165〜175℃、塔底温度300〜310℃、液位40〜

60乐塔顶压力0.08~0.12Mpa

3.4.1分储塔C-2102顶温度

塔顶温度是调节粗汽油干点和柴油闪点的关键参数，塔顶温度低则粗

汽油干点、柴油闪点会偏低，反之，则粗汽油干点、柴油闪点会偏高。

影响因素：调节方法：

①塔顶回流量变化或带水。①控制好塔顶回流量，加强回流罐界

②分僧塔进料温度变化。位控制。

③分储塔塔底温度变化。②查明进料温度波动的原因并做相

④分镭塔塔顶空冷及水冷运转情应调节。

况及冷后温度变化。③查明塔底温度波动的原因并做相

⑤塔底液位波动。应调节。

⑥粗汽油出装置量波动。④检查空冷水冷运行情况，必要时反

⑦控制阀失灵或仪表假显示。冲洗冷却器。

⑧重沸炉F2102出口温度波动。⑤杳明塔底液位波动的原因作相应

调节。

⑥稳定粗汽油出装置量，适当调节回

流量。

⑦塔顶回流改走控制阀副线控制联

系仪表处理。

⑧稳定F2102出口温度。

3.42分储塔C-2102塔顶压力

影响因素：调节方法：

①分储塔进料组成变化或带水。①加强脱水，调整进料组成。

②分储塔塔顶温度变化。②稳定塔顶温度

③分储塔进料温度变化。③稳定进料温度。

④瓦斯气去火炬量变化，出装置管路阻力④查明原因，可先改瓦斯气

增大。体去放空，联系处理瓦斯气

⑤重沸炉出口温度波动体出装置管路。

⑥塔底温度变化。⑤稳定重沸炉出口温度。

⑦回流罐压控控制阀故障或仪表假显示。⑥稳定塔底温度

⑦回流罐压控控制阀改走副

线控制，联系仪表处理。

3.4.3分福塔02102塔底温度

塔底温度苴调节柴缶‘初储点和闪点的重要参数，塔底温度低，柴油初僧

点低、闪点低。

影响因素：调节方法：

①分储塔进料量变化。①查明进料变化的原因，及时调节进

②分储塔进料温度变化。料温度。

③重沸炉出口温度变化。②稳定进料温度。

④塔底液位变化。③稳定重沸炉出口温度。

⑤塔顶温度变化。④稳定塔底液位。

⑥分馈塔压力变化。⑤稳定塔顶温度。

⑥稳定分屈塔压力。

3.4.4分福塔C-2102塔底液位

影响因素：调节方法：

①进料量及进料组成变化。①查明进料量及进料组成变化原

②塔底温度波动。因，采取相应措施。

③柴油产品泵故障。