180萬噸柴油加氫裝置操作規(guī)程

1、q/jsh j0401.402008發(fā)布中國石油化工股份有限公司荊門分公司中國石化集團資產(chǎn)經(jīng)營管理有限公司荊門分公司企業(yè)標準中國石油化工股份有限公司荊門分公司中國石化集團資產(chǎn)經(jīng)營管理有限公司荊門分公司中國石油化工股份有限公司荊門分公司2011-x-x實施2011-x-x發(fā)布180萬噸/年柴油加氫裝置工藝技術操作規(guī)程（試行）q/jsh j0401.542011q/jshics iiiq/jsh j0401.542011目 次1 范圍52 規(guī)范性引用文件53 工藝概述53.1 加氫精制的工藝原理53.2 脫硫吸附的工藝原理73.3 影響脫硫吸附的主要因素73.4 影響加氫精制效果的主要因素83.5

2、 工藝流程概述94 裝置工藝設計參數(shù)105 裝置物料平衡135.1 全裝置初期物料平衡135.2 裝置公用工程、輔助材料消耗及能耗135.3 化學試劑性質166 裝置開工系統(tǒng)操作法176.1 開工過程操作原則176.2 準備工作176.3 開工前檢查工作及開工進度表186.4 開工步驟187 裝置停工系統(tǒng)操作法427.1 裝置正常停工的條件及準備工作427.2 停工方法428 加熱爐系統(tǒng)操作法448.1 加熱爐簡介448.2 加熱爐系統(tǒng)操作法459 反應單元系統(tǒng)操作法519.1 反應單元日常工作529.2 正常操作法529.3 不正常操作法5510 分餾單元系統(tǒng)操作法5610.1 分餾日常工作

3、5710.2 分餾單元正常操作法5710.3 不正常狀態(tài)系統(tǒng)操作法5811 原料油單元系統(tǒng)操作法5911.1 原料部分日常工作5911.2 原料部分正常操作法：5911.3 不正常操作法6012 胺液再生系統(tǒng)操作法6112.1 胺液再生部分日常工作6112.2 胺液再生部分不正常操作法6212.3 胺液再生系統(tǒng)緊急停工6413 壓縮機系統(tǒng)操作法（以設備到貨后型號為準編制）6413.1 新氫壓縮機4m80操作法（k9101/abc）6413.2 循環(huán)氫壓縮機操作法（k9102）7214 泵操作法7514.1 泵區(qū)日常工作7514.2 離心泵操作法7514.3 故障及處理方法：7614.4 柱塞泵

4、的操作法7814.5 計量隔膜泵操作法8114.6 加氫進料泵（p-9102/a、b）操作法（以設備到貨后型號為準編制）8315 事故處理方法8715.1 事故處理的一般原則8715.2 停電事故處理方法8715.3 停水事故處理方法8715.4 加熱爐滅火處理方法8815.5 高壓瓦斯中斷處理方法8915.6 循環(huán)機停運處理方法8915.7 新氫機停運處理方法9015.8 原料泵停運（p-9101）處理方法9015.9 反應進料泵停運（p-9102）處理方法9015.10 緊急停工處理方法:9115.11 高壓設備附近著火9115.12 反應器溫度偏移上升9116 儀表控制方案及主要儀表性能

5、9316.1 儀表控制方案9316.2 esd安全聯(lián)鎖保護9316.3 裝置聯(lián)鎖邏輯圖9817 hse管理規(guī)定9917.1 裝置主要危險識別主要危險有害因素辨識結果9917.2 安全規(guī)程10317.3 180萬噸/年柴油加氫裝置hse目標11517.4 hse指標11517.5 火災和爆炸事故11517.6 高壓危險11617.7 化學品的管理和危害11617.8 安全保護措施117附錄a 設備明細一覽表119a.1 塔類設備一覽表（以最終到貨設備資料為準）119a.2 反應器類設備一覽表（以最終到貨設備資料為準）119a.3 冷換設備一覽表（待設備訂貨后最終資料）120容器類設備一覽表（待設

6、備訂貨后最終資料）121a.4 機泵類設備一覽表（待設備訂貨后最終資料）122a.5 壓縮機類設備。（待設備訂貨后最終資料）123a.5.1 新氫壓縮機（k-9101）性能參數(shù)及主要技術指標123a.5.2 循環(huán)氫壓縮機（k-9102）主要性能參數(shù)及主要技技術術指標123a.6 加熱爐f-9101規(guī)格表123a.7 加熱爐f-9201規(guī)格表123a.8 裝置停工及開工時應拆裝盲板124a.9 裝置安全閥明細表125附錄b 反應器催化劑裝填圖126附錄c 180萬噸柴油加氫工藝原則流程圖127附錄d 工藝控制流程圖128（待設計圖紙最終版）128附錄e 裝置新建重大改造紀實129前 言為適應本企

7、業(yè)清潔燃料生產(chǎn)的需求，經(jīng)總公司批準，本裝置由北京設計院設計，中國石化工程建設公司施工建設，于2011年投入使用。本裝置為180萬噸/年柴油加氫精制裝置，設計規(guī)模為每年開工8400小時，加工量為180萬噸/年，胺液處理能力為72噸/小時。本裝置采用中國石化工程建設公司開發(fā)的加氫工藝技術，采用中國石油化工股份有限公司石油化工研究院開發(fā)的加氫催化劑rs-1000，反應部分采用了國內(nèi)成熟的爐前全混氫熱高分方案，分餾部分采用硫化氫汽提塔+常壓塔出柴油、石腦油的方案；循環(huán)氫采用mdea作脫硫劑；富胺液在裝置內(nèi)再生。催化劑硫化采用濕法硫化；催化劑再生采用器外再生方案。本裝置的主要產(chǎn)品是符合國排放標準的柴油及

8、可作為化工輕油的石腦油，同時副產(chǎn)少量氣體。本規(guī)程是根據(jù)q/jsh g1102.01-2008工藝技術操作規(guī)程標準中的工藝技術操作規(guī)程管理標準而編制的。本規(guī)程是車間管理人員和有關崗位進行操作的技術法規(guī)性指導文件。本標準從2011年x月x日起開始試行。本標準的附錄都是標準的附錄。本標準由中國石油化工股份有限公司荊門分公司技術處提出并歸口管理。本標準起草單位：中國石油化工股份有限公司荊門分公司聯(lián)合三車間。本標準主要起草人：駱勝兵 汪健 本標準校稿人：鮑勝本標準審核人：黃其雄本標準審定人：李革飛、張?zhí)?、包友明、羅輝本標準批準人：楊勇剛iii180萬噸/年柴油加氫裝置工藝技術操作規(guī)程1 范圍本規(guī)程主要

9、規(guī)定了荊門分公司180萬噸/年柴油加氫精制裝置的工藝原理、流程、開停工系統(tǒng)操作法、事故處理方案及基本的hse管理等內(nèi)容。本規(guī)程適用于荊門分公司新建180萬噸/年柴油加氫精制裝置的生產(chǎn)操作和管理使用。2 規(guī)范性引用文件下列標準所包含的條文，通過在本標準中引用而構成本標準的條文。本標準出版時，所示版本均為有效。所有標準都會被修訂，使用本標準的各方應探討使用下列標準最新版本的可能性。q/jsh g1102.01-2008 工藝技術操作規(guī)程標準q/jsh j0400162011 180萬噸/年柴油加氫裝置生產(chǎn)工藝卡片3 工藝概述3.1 加氫精制的工藝原理加氫精制就是在一定的工藝條件下，通過催化劑的作用

10、，原料油與h2接觸，脫除原料油中的硫、氮、氧及金屬等雜質，并使烯烴飽和以提高油品使用性能的過程。3.1.1 主要化學反應3.1.1.1 加氫脫硫硫是普遍存在于各種石油中的一種重要元素，原油中硫含量因產(chǎn)地而異，典型的含硫化合物如硫醇類rsh、二硫化物rsr、硫醚類rsr與雜環(huán)含硫化合物噻吩等。加氫脫硫反應如下：3.1.1.2 加氫脫氮氮是天然石油中的一種重要元素，其中石油中的氮多以雜環(huán)、芳香化合物的形式存在，非雜環(huán)化合物如苯胺類，也有少量雙環(huán)、多環(huán)、雜環(huán)氮化物；也存在少量吡啶、吡咯、喹啉及其衍生物。氮化物可分為堿性化合物和非堿性化合物，其中五員雜環(huán)的氮化合物為非堿性化合物，其余為堿性化合物。在加

11、氫過程中非堿性化合物通常轉變?yōu)閴A性化合物。幾種含氮化合物的氫解反應如下：3.1.1.3 加氫脫氧石油中的含氧化合物含量遠低于硫、氮化合物，通常石油餾分中的有機氧化物以羧酸（如環(huán)烷酸）和酚類為主，還有少量醚類、羧酸、苯酚類、呋喃類化合物。幾種含氧化合物的氫解反應如下：3.1.1.4 加氫脫金屬反應石油中一般含有金屬組分，其含量因原油的產(chǎn)地不同而各異，其存在形式以金屬絡合物存在，它們的存在對煉制過程原料油的性質影響很大，金屬組分以任何形式在催化劑上沉積都可以造成孔堵塞或催化活性位的破壞而導致催化劑失活，此外，在熱加工中金屬組分會促進焦炭的形成。3.1.1.5 芳烴加氫現(xiàn)代分析手段的分析結果表明，石

12、油中的芳烴主要有以下四類：單環(huán)芳烴（苯及苯基環(huán)烷烴、烷基苯）雙環(huán)芳烴（萘及萘并環(huán)烷烴、烷基萘）三環(huán)芳烴（蒽、菲及其烷基化合物）多環(huán)芳烴（芘、螢等）其反應模型如下3.1.1.6 烯烴加氫反應 原油中含有少量的不飽和烴如烯烴類、炔烴類。其反應模型如下：3.2 脫硫吸附的工藝原理由柴油加氫反應來的循環(huán)氫在脫硫塔內(nèi)與氮甲基二乙醇胺溶劑(mdea)逆向接觸,發(fā)生化學吸附反應。由于mdea對硫化氫具有較高的吸收率,同時又不易溶解原料氣中的其它組分,所以能有效地從原料氣中將硫化氫脫除,從而得到所需的產(chǎn)品氣。反應過程如下:c5h15o2n + h2s c5h15o2nh+ + hs-這個反應是在瞬間完成的,所

13、以能達到迅速連續(xù)的脫硫效果。同時，較高的壓力及較低的溫度有利于反應向右進行。3.3 影響脫硫吸附的主要因素影響脫硫吸附反應的主要因素有：溫度、壓力、胺循環(huán)量、吸收塔的液面、 mdea濃度。3.2.1溫度對脫硫的影響mdea的堿性隨溫度的變化而變化，即溫度低，mdea堿性強，脫硫性能好；溫度高則有利于硫化物在富液中分解。因而，脫硫操作都是在低溫下進行，而再生則在較高的溫度下進行。對吸收塔來說，溫度低一則mdea堿性強，有利于化學吸收反應，二則會使貧液中的酸性氣平衡分壓降低，有利于氣體吸收；但如果溫度過低，可能會導致進料氣的一部分烴類在吸收塔內(nèi)冷凝，導致mdea溶液發(fā)泡而影響吸收效果。所以吸收塔的

14、塔頂溫度控制在58左右，而mdea貧液溫度一般要比原料氣溫度稍高45，塔底為了防止溶液發(fā)泡則控制塔底的溫度50。由于富液中吸收的h2s含量不同，其吸收的熱量也相應改變，所以吸收塔底溫還會受富液中的酸性氣負荷、胺液濃度和胺循環(huán)量的影響。3.2.2壓力對脫硫的影響對吸收來說，如果壓力高，使氣相中酸性氣分壓增大，吸收的推動力就增大，故高壓有利于吸收。相反，如果吸收壓力低，同樣道理會使吸收推動力減少，不利于吸收。實際操作中由于壓力太高會使設備承受不了而造成安全閥跳，同時會導致部分烴類氣體的冷凝，壓力太低會降低吸收效率，故需要嚴格控制操作壓力。3.2.3胺循環(huán)量在一定的溫度、壓力下，mdea的化學脫硫，

15、溶解度是一定的。循環(huán)量過小，滿足不了脫硫的化學需要量，導致吸收效果降低，會出現(xiàn)凈化氣中的h2s量過大，質量不合格；而循環(huán)量過大，則塔負荷大，能耗高，在胺濃度一定時的胺液循環(huán)量的選定標準為：富液中的酸氣負荷0.55摩爾分子h2s/摩爾分子mdea。其中廢氫脫硫設計流量為8.3t/h,循環(huán)氫脫硫設計流量為9t/h,高瓦脫硫設計流量為4.5t/h。所謂溶劑的酸氣負荷是指吸收塔底富液中酸性氣體（h2s）摩爾數(shù)與溶液中胺的摩爾數(shù)之比。當mdea濃度決定后，它直接影響溶劑循環(huán)量。如果溶劑的酸氣負荷選大了，由于一分胺只能與0.5分子的h2s起反應，這樣過多的h2s就會生成硫化氫胺鹽對設備腐蝕不利，同時，還會

16、降低吸收效果。如果富液中酸性氣負荷上升，則要加大循環(huán)量，如果由于mdea濃度低，吸收效果差，則需提高胺液濃度。3.2.4 吸收塔的液面吸收塔的液面高低會直接影響正常操作以及整個系統(tǒng)的胺液平衡；液面過高則降低了吸收有效空間，液面低會引起吸收塔壓空、串氣，溶劑循環(huán)泵抽空等，打亂整個操作。一般按液面的50控制。3.2.5mdea濃度本裝置是按mdea濃度(2035)%（質量分數(shù)）控制，如果濃度20%單位體積中，富液中的酸性氣濃度將變得較低，溶劑循環(huán)量必須加大，以便能更完全吸收原料氣中h2s雜質。相反，使用較高濃度的mdea溶液，將允許減少循環(huán)量，但每單位體積溶液吸收的酸性氣體量將增加，酸性氣濃度過高

17、的富溶劑腐蝕性更強。3.4 影響加氫精制效果的主要因素影響加氫效果的主要因素有反應溫度、反應壓力、氫油比、空速及催化劑活性等。3.4.1 溫度加氫反應是放熱反應，提高溫度對加氫反應化學平衡是不利的，但有利于脫氫和裂化反應。在一定范圍內(nèi)提高溫度，可以加快反應速度，同時，隨著運轉時間的延續(xù)，催化劑活性下降，也需提高溫度予以補償，但是溫度過高，易產(chǎn)生過多的裂化反應，增加催化劑積炭速度，產(chǎn)品液收率低。較低的溫度，從化學平衡的角度來看是有利的，但溫度低，反應速度慢，如果反應溫度太低，會造成反應速度太慢，而失去經(jīng)濟意義。3.4.2 壓力在加氫過程中，有效的壓力不是總壓而是氫分壓，由于加氫反應是體積縮小的反

18、應，提高壓力，有利于加氫反應的進行，還可以減少縮合和迭合反應，并改善碳平衡有利于減少催化劑結焦，而且反應速度將隨著氫分壓上升而上升。但反應壓力高會促進加氫裂化反應的進行，選擇性變差，因而造成液收率下降，耗氫增加，氫純度降低，過高的壓力會增加設備投資和操作費用，同時對設備制造也帶來一定的困難。3.4.3 空速空速提高意味著加大處理量，提高空速，則油品在催化劑表面的停留時間會變短，精制效果相應變差，反之降低空速即減少加工量，精制效果相對上升，但停留時間過長，會造成裂化反應加劇，增加耗氫和催化劑積炭，同時也降低了裝置的實際處理能力。3.4.4 氫油比大量的氫氣通過反應器可以把反應的生成熱攜帶出來，起

19、著保護催化劑的作用，保證反應器內(nèi)溫度平衡，由于加氫過程中大量的氫氣與原料混合，使原料通過催化劑床層時，分布更均勻。提高氫油比，有利于加氫反應，因為氫氣與原料的分子比增加了，原料分子濃度增加，則有利于反應向生成物方向進行，既提高了產(chǎn)品質量，又減少了催化劑結焦，但是氫油比過大，原料與催化劑接觸時間縮短，反過來又不利于加氫反應，加氫深度下降，系統(tǒng)壓降也增加，因此，加氫氫油比的選擇要適當，要考慮綜合因素。3.4.5 催化劑催化劑是決定加氫精制效果的關鍵因素之一，選擇使用高活性的催化劑可以在較緩和的條件下達到同樣的精制效果,本裝置選用高活性的rs-1000催化劑。3.5 工藝流程概述反應部分：原料油自裝

20、置外進入原料緩沖罐（d-9101），經(jīng)原料油泵（p-9101）加壓后與精制柴油換熱（e-9203）至110126后進入自動反沖洗過濾器（sr-9101），過濾后進入原料緩沖罐（d-9102），再由反應進料泵（p-9101）抽出升壓后與混氫混合，先與加氫精制反應產(chǎn)物進行換熱（e-9101），再經(jīng)反應進料加熱爐（f-9101）加熱至要求溫度；循環(huán)氫與新氫混合后與熱高分氣換熱（e-9103）升溫后原料油混合?；鞖湓嫌妥陨隙铝鹘?jīng)加氫精制反應器（r-9101）。在反應器中，原料油和氫氣在催化劑的作用下，進行加氫脫硫、脫氮、烯烴飽和等精制反應。從加氫精制反應器出來的反應產(chǎn)物與混氫原料油換熱（e-910

21、1）后，進入熱高壓分離器（d-9103）進行氣液分離，熱高分氣與混氫換熱并經(jīng)空冷（a-9101）冷卻后進入冷高壓分離器（d-9105），在冷高壓分離器中進行氣、油、水三相分離。為防止反應生成的銨鹽在低溫下結晶堵塞熱高分氣空冷器管束，在熱高分氣空冷器前注入除鹽水以洗去銨鹽。冷高壓分離器頂出來的氣體先經(jīng)循環(huán)氫脫硫塔（c-9101）脫除硫化氫，再至循環(huán)氫壓縮機（k-9102），重新升壓后與經(jīng)壓縮后的新氫混合，返回反應系統(tǒng)，冷高壓分離器油相送至冷低壓分離器油側進行再次分離。熱高壓油進入熱低壓分離器（d-9104）進一步閃蒸，熱低分氣經(jīng)過冷凝后與冷高分油一起進入冷低壓分離器（d-9106），冷低分油與熱

22、低分油一起進入硫化氫汽提塔（c-9201）。從冷高壓分離器及冷低壓分離器底部出來的含硫污水經(jīng)減壓后，送出裝置外處理。冷低分氣送至蠟油加氫裝置處理。產(chǎn)品分餾部分：硫化氫汽提塔（c-9201）頂分離出含有硫化氫的干氣送至催化裝置脫硫。塔底油與分餾塔（c-9202）的精制產(chǎn)品柴油換熱（e-9205）后進入產(chǎn)品分餾塔。塔頂石腦油經(jīng)空冷器（a-9202）冷卻后，進入塔頂回流罐（d-9202）。其中一部分作為塔頂回流，另一部分再經(jīng)過水冷（e-9202）冷卻至40送出裝置。從塔底出來的精制柴油產(chǎn)品，由泵（p-9203）抽出，先與硫化氫汽提塔塔底油換熱，然后用于發(fā)生1.0mpag蒸汽（e-9204），與原料油

23、換熱（e-9203）后作為胺液再生塔重沸器（e-9303/b）熱源，最后經(jīng)空冷器（a-9203）冷卻到50，作為產(chǎn)品送出裝置。產(chǎn)品分餾塔設置重沸爐（f-9201）。胺液再生部分：來自外裝置的mdea富胺液與來自本裝置d-9117的mdea富胺液混合，與貧富胺液換熱器（e-9302a/b）殼程出口的貧胺液在貧富液預換熱器（e-9301a/b）內(nèi)換熱后，進入富液閃蒸罐(d-9302)，在此閃蒸出所攜帶的烴類。閃蒸后的富液經(jīng)富液泵（p-9303a/b）升壓，與來自溶劑再生塔（c-9301）底的高溫貧液在貧富液換熱器（e-9302a/b）換熱升溫后，進入溶劑再生塔（c-9301）進行解析。再生塔（c-

24、9301）所需熱量由塔底重沸器（e-9303a/b）提供，塔底熱源為0.45mpa（g）的蒸汽和經(jīng)過苯抽提換熱后的精制柴油（開工初期短期使用0.45mpa（g）的蒸汽，正常操作時使用精制柴油）。再生后的貧液從再生塔（c-9301）底流出，經(jīng)貧富液換熱器（e-9302a/b）、貧富液預換熱器（e-9301a/b）與富液換熱，再經(jīng)貧液空冷器（a-9301a/b）、冷卻至55，送入溶劑儲罐（d-9301）。貧液則由外送貧液泵（p-9301a/b）抽出，一部分供本裝置循環(huán)氫脫硫塔循環(huán)使用，另一部分送出裝置到 60 萬噸/年柴油加氫改質裝置、70 萬噸/年蠟油加氫精制裝置及 70 萬噸/年汽油加氫精制裝

25、置等，供其裝置脫硫循環(huán)使用。再生塔(c-9301)頂餾出的酸性氣，經(jīng)再生塔頂空冷器（a-9302a/b）、再生塔頂冷凝器(e-9304)冷凝后送至再生塔頂回流罐(d-9303)。罐內(nèi)液體由再生塔頂回流泵(p-9305a/b)抽出打入塔頂做回流，未冷凝的酸性氣由罐頂經(jīng)壓控閥出裝置。工藝原則流程和具體控制流程圖見附錄。4 裝置工藝設計參數(shù)本裝置的工藝設計參數(shù)見表1和表2。具體操作控制按工藝卡片q/jsh j040016執(zhí)行。表1 各種原料性質數(shù)據(jù)原料組成1#直餾柴油2#直餾柴油焦化柴油焦化汽油處理量，萬噸/年84.3230.8844.3116.33比例，w%4817.625.29.3密度（20），

26、kg/m30.85060.84510.86050.7191硫含量，w%0.5340.6941.1050.526氮含量，g/g2055253286174凝點，-2125十六烷指數(shù)495547溴價，gbr/100g餾程，初餾點205221.51653310%253.5275.52165730%8350%293.531328911270%13690%34535135115995%357.5361.5362終餾點366372372181表2 混合原料性質密度（20），kg/m3837.8硫含量，w%0.705氮含量，g/g1035十六烷指數(shù)，astm d-473751.4（柴油餾分）餾程（astm d

27、-86），初餾點4310%18530%26350%29070%31690%345終餾點372表3 胺液再生部分原料富胺液名稱富胺液富胺液富胺液富胺液富胺液來源汽油加氫裝置蠟油加氫裝置廢氫脫硫裝置加氫改質裝置柴油加氫裝置溫度，4848485858壓力，mpa(g)0.70.60.60.51.17流量，kg/h4655.9827667241655236207.8其中：h2s，kg/h1922/10712.9781.3分子量24.4324.4324.4324.4324.43密度，kg/m31058.61058.61058.61054.51054.5表4 工藝設計參數(shù)反應器入口總壓/mpa8反應器入口

28、氫分壓*/mpa6.4總進料量/（104t/a）180 t/h（m3/h）214.3（255.8）體積空速（rg-1/rs-1000）/h-120.0/2.0催化劑裝填量/m3第一床層（rg-1/rs-1000）12.8/25.6第二床層（rs-1000）44.8第三床層（rs-1000）57.5rs-1000 總計127.9反應溫度/初期末期第一床層入口/出口303/329356/372第二床層入口/出口329/347367/387第三床層入口/出口347/357382/396總溫升5450催化劑床層平均溫度340380床層間冷氫量/(nm3/h)026000反應器入口氫油比/(nm3/ m

29、3)400400化學氫耗/%0.640.61反應進料加熱爐入口壓力，mpa(g) 8.68.8反應進料加熱爐出口溫度， 296362循環(huán)氫脫硫塔塔頂壓力，mpa(g) 7.57.6循環(huán)氫脫硫塔塔頂溫度，57循環(huán)氫進塔溫度， 50貧胺液進塔溫度， 55硫化氫汽提塔塔頂壓力，mpa(g) 0.8硫化氫汽提塔塔頂溫度， 105硫化氫汽提塔進料溫度， 197產(chǎn)品分餾塔塔頂壓力，mpa(g) 0.16產(chǎn)品分餾塔塔頂溫度， 170產(chǎn)品分餾塔進料溫度， 245熱高壓分離器操作壓力，mpa(g) 7.67.8熱高壓分離器操作溫度， 220 熱低壓分離器操作壓力，mpa(g) 2.7 熱低壓分離器操作溫度，22

30、0冷高壓分離器操作壓力，mpa(g) 7.57.7冷高壓分離器操作溫度， 50冷低壓分離器操作壓力，mpa(g) 2.65冷低壓分離器操作溫度， 50重沸爐入口溫度， 281重沸爐出口溫度， 299重沸爐入口壓力，mpa(g) 0.8表5 產(chǎn)品性質預測運轉時間運轉初期運轉末期產(chǎn)品餾分石腦油柴油石腦油柴油密度（20）/（g/cm3）0.7050.8350.7030.837硫含量/（g/g）2030020320氮含量/（g/g）21602180多環(huán)芳烴/1111餾程 astm d-86/初餾點501805018010%612266122630%852688526950%10328110328070

31、%14531414531590%167345167346終餾點180371371十六烷指數(shù)(astm d-4737)55545 裝置物料平衡5.1 全裝置初期物料平衡表6 理論物料平衡數(shù)據(jù)運行階段初期末期入方/原料油100100氫氣（化學氫耗）0.640.61小計100.64100.61出方/ h2s0.720.72 nh30.110.1 c10.030.09 c20.020.05 c30.080.18 c40.090.2 c5+石腦油9.8310.25精制柴油89.7689.02小計100.64100.61表7 裝置實際物料平衡數(shù)據(jù)項目物料名稱重%千克/時備注進料原料油100214286工業(yè)

32、氫1.062262反應注水8.6318500貧胺液18.239000汽提蒸汽0.561200合計128.45275248出料低分氣0.38823硫化氫汽提塔頂氣0.821756石腦油9.5320427柴油89.6192000酸性水9.0219326分餾塔頂凝結水0.29620富胺液18.8140296合計128.452752485.2 裝置公用工程、輔助材料消耗及能耗表8 新鮮水、循環(huán)水消耗序號使用地點或用途給水 t/h排水 t/h備注新鮮水循環(huán)水凈化水除鹽水循環(huán)水含硫污水含油污水1貧胺液冷卻器（ e-9105）3737備用2新氫壓縮機168*2168*23循環(huán)氫壓縮機55554反應進料泵（

33、p-9102）10105貧胺液升壓泵（ p-9104）226反應注水19-1919備用7石腦油冷卻器（ e-9202）15158柴油蒸汽發(fā)生器（ e-9204a/b）-7裝置內(nèi)除氧9硫化氫汽提塔頂凝結水0.510產(chǎn)品分餾塔頂凝結水-0.9回用11其他機泵1817112再生塔頂水冷器1515合計（柴油加氫部分） 26818.1間斷26719.5不計新增的第三臺新氫機和胺液部分消耗全裝置合計45118.1間斷45019.51表9 電序號使用地點或用途電壓（v）設備臺數(shù)（臺）設備容量（kw)軸功率（kw)備注操作備用操作備用1新氫壓縮機主（ k-9101）600021260026001880輔機38

34、017220112循環(huán)氫壓縮機（ k-9102）輔機38022222122013133原料油泵（p-9101）3801111011081.34反應進料泵（ p-9102）600011125012509135反應產(chǎn)物注水泵（ p-9103）6000111601601066貧胺液升壓泵（ p-9104）6000112202201657反沖洗污油泵（ p-9105）38011222213間斷8重沸爐泵（ p-9201）6000211851851259硫化氫汽提塔頂回流泵（ p-9202）3801115157.510精制柴油泵（ p-9203）60001125025019111分餾塔頂回流泵（ p-9

35、204）3801145452312分餾塔頂凝結水泵( p-9207）3801100013抽油泵（ p-9401）3801-18.512間斷14地下污油泵（ p-9402）3801-159.5間斷15反應產(chǎn)物空冷器（ a-9101）380443042216熱低分氣空冷器（ a-9102）38012112517硫化氫汽提塔頂空冷器（ a-9201）380242241718分餾塔頂空冷器（ a-9202）380442241519產(chǎn)品柴油空冷器（a-9203）380762261520儀表用電380606021加熱爐用電380112011022照明用電2208080間斷23外送貧胺液泵 p-930138

36、01137372024胺液循環(huán)泵p-93023801111113.825富液泵p-93033801122221326再生塔底泵p-930438011303017.527再生塔頂回流泵 p-9305380117.57.52.628溶劑配置回收泵 p-930638017.54.229貧液空冷器a-9301380443042230再生塔頂空冷器 a-93023804430422合計（柴油加氫部分）6000466546653380不計新增的第三臺新氫機和胺液部分消耗380735.1636.32209494全裝置合計60007265466552603801090.1873.42209494表10 蒸汽及

37、凝結水序號使用地點或用途蒸汽用量，t/h備注1.0mpa(g)0.5mpa(g)凝結水1蒸汽汽提（c-9201）12伴熱、分水包加熱2-2間斷3吹掃-4開停工，按 50 小時計4循環(huán)氫壓縮機透平（ ht-9101）14-145柴油蒸汽發(fā)器（ e-9204a/b）-77合計8-7表11 壓縮空氣序號使用地點或用途用量(標)m3/min備注非凈化風凈化風1儀表用風6連續(xù)2吹掃、爐管燒焦-20間斷合計206表12 氮氣序號使用地點或用途用量(標)m3/min備注1氮封6間斷2開停工,置換,吹掃及事故處理(60000m3n)分三四次用合計0表13 輔助材料消耗序號名稱型號或規(guī)格年用量 t一次裝入量 t

38、備注1催化劑rg-17.2保護劑rs-1000123精制劑2硫化劑dmds25.5催化劑硫化用3緩蝕劑水溶性12塔頂防腐4瓷球3、6、1340催化劑支撐用5脫硫劑hs10125mdea表14 裝置消耗及能耗表序號項目消耗量消耗指標能耗 mj/h備注單位數(shù)量單位數(shù)量1循環(huán)水t/h268千焦/噸41901122.922凈化水t/h18.1千焦/噸10470189.5073凝結水t/h-7千焦/噸320300-2242.14電kw4110.3千焦/度1089044761.16751.0mpa 蒸汽t/h8千焦/噸3182000254566凈化風m3n/min6千焦/標米316756037燃料氣t/h

39、1.008千焦/噸4365396844003.199318低溫熱利用-120609能耗合計107863.693310單位能耗：mj/t(原料)503.36 mj/t（12.02 kg 標油/ t 原料油）5.3 化學試劑性質5.3.1 催化劑性質（名稱：rs-1000）表15 rs-1000催化劑的性質催化劑牌號rs-1000rg-1分析方法化學組成/w%wo3moo3nio比表面積/（m2/g）孔容/（ml/g）徑向壓碎強度/（n/mm）形狀26.02.32.61300.2020蝶形-5.51.01800.6012三葉草x熒光法（ripp132-90）x熒光法（ripp132-90）x熒光法

40、（ripp132-90）n2吸附容重法（ripp151-90）n2吸附容重法（ripp151-90）智能強度儀（ripp25-90） 5.3.2 二甲基二硫醚表16 dmds規(guī)格要求項 目規(guī)格要求密度（20）/（g/cm3）1.057沸點/117硫含量/w68蒸汽壓（25）/kpa3.8純度/w99.5甲硫醇/w0.05甲硫醚/w0.1水分/w0.06多硫化物/（g/g）0.2注意：硫化劑有毒、易燃、易揮發(fā)，應注意水封或氮氣密封。5.3.2.1 使用部位及用途反應器、催化劑硫化5.3.3 緩蝕劑具體性質見產(chǎn)品說明書。5.3.3.1 使用部位及用途高壓空冷、硫化氫汽提塔塔頂5.3.4 n-甲基二

41、乙醇胺n-甲基二乙醇胺是一種有機弱堿，常溫下是液相，淺黃色粘稠液體，凝點小于-20，其水溶液（配制濃度20%35%），密度約為1000kg/m5。n-甲基二乙醇胺水溶液是脫硫系統(tǒng)吸附脫附溶劑。6 裝置開工系統(tǒng)操作法6.1 開工過程操作原則6.1.1 本章開工方案適用于新建裝置和裝置檢修工作全部結束后的開工過程。如果局部仍需要繼續(xù)施工，其余部分轉入正常開工進程,則按照裝置開工狀態(tài)施工安全要求制定施工方案，在此基礎上調(diào)整開工方案。6.1.2 開工過程必須滿足安全、環(huán)保、健康的原則，不搶進程，對開工過程中的關鍵步驟提前進行風險評估。每個關鍵步驟進行前，進行崗位、班長(或技師)、車間技術負責人等進行三

42、級檢查，以確認此步驟進行的條件是否具備；關鍵步驟完成后，進行三級檢查確認是否達到要求，以及對能否開始下一步驟的確認。在開工過程中發(fā)現(xiàn)異?，F(xiàn)象要及時匯報處理，如果發(fā)生的內(nèi)容超出事前預案范圍，則統(tǒng)一按照開工總指揮的指令進行處理。除此之外原則上要嚴格按照開工方案的內(nèi)容進行。6.2 準備工作6.2.1 工藝、設備主管負責全面檢查確認檢修項目已全部完成，裝置內(nèi)所有施工項目已結束并做到工完、料凈、場地清并驗收合格。6.2.2 設備主管負責檢查確認易燃易爆的密閉設備裝置內(nèi)的梯子、平臺、欄桿、照明等勞動保護設施已全部恢復，并達到完好狀態(tài)。安全附件已經(jīng)定檢、檢驗并安裝就位，并處于備用狀態(tài)。聯(lián)系維護保運人員到現(xiàn)場

43、。6.2.3 工藝、設備主管負責檢查確認控制系統(tǒng)的聯(lián)鎖停車、安全裝置調(diào)試復位以達到開工要求。6.2.4 安全主管負責檢查確認裝置內(nèi)的安全、衛(wèi)生、消防、環(huán)保設施已處于完好備用狀態(tài)。6.2.5 工藝主管負責檢查確認管線已按工藝要求進行氣體置換，設備管線的盲板已確認按開工流程要求加堵或拆除完畢。通知調(diào)度、供電、維修、制氫等相關單位，做好配合工作。6.2.6 工藝主管負責編寫裝置的開工方案，并負責對車間職工進行培訓考核，確定車間職工已經(jīng)掌握操作法。6.2.7 安全主管負責開工前的hse培訓：6.2.7.1 各級管理人員、技術人員和操作人員的hse職責培訓；6.2.7.2 各種消防器材、防護用品的使用方

44、法培訓；6.2.7.3 可能的風險與對應措施，以及應急程序和演練。6.2.8 設備主管負責大型機組試運正常。6.2.9 工藝主管負責落實好原材料的供應及產(chǎn)品去向。6.2.10 裝置檢修完畢，由車間組織檢修驗收小組，驗收合格，達到引水、電汽、風的條件。6.3 開工前檢查工作及開工進度表6.3.1 各崗位開工之前的檢查及準備工作裝置檢修施工完成后，裝置生產(chǎn)操作人員在引油品進裝置前，還需進行如下工作：l 蒸汽吹掃貫通試壓(反應系統(tǒng)氣密、分餾系統(tǒng)水沖洗、水聯(lián)運)以檢驗裝置設備是否處于正常合格狀態(tài)，檢查出的問題由施工部門處理合格為止；l 對儀表控制系統(tǒng)、電機、機泵等設施進行調(diào)校、單機試運等檢查工作，檢查

45、出問題由相應維修單位處理合格為止；l 在裝置開工之前進行聯(lián)合檢查，消除遺漏的問題，達到開工條件。其中對于加熱爐烘爐方案，機組或機泵單機試運方案，全裝置的水沖洗、水聯(lián)運、油聯(lián)運方案等內(nèi)容，根據(jù)實際情況另外制定方案。6.3.2 開工過程進度安排108123212527224反應系統(tǒng)所有盲板、流程檢查、確認裝置引氮氣、蒸汽、循環(huán)水、瓦斯、風、新鮮水、軟化水進裝置反應系統(tǒng)氮氣吹掃、氮氣置換、氣密催化劑干燥氫氣置換、氣密催化劑硫化催化劑初活穩(wěn)定反應切原料油分餾系統(tǒng)分餾系統(tǒng)蒸汽吹掃、建立短循環(huán)，升溫胺液再生系統(tǒng)胺液再生系統(tǒng)蒸汽吹掃建立胺液循環(huán)、升溫6.4 開工步驟6.4.1 第一階段主要是各系統(tǒng)開工前最后

46、的檢查工作及準備工作6.4.1.1 反應系統(tǒng)（包括預處理、反沖洗污油單元）內(nèi)容全面大檢查及準備工作階段。外操負責檢查，班長負責確認。確認1.檢查設備管線是否安裝正確，齊全好用。2.檢查設備管線上的法蘭、控制閥、三通閥、單向閥，特殊閥門(閘閥、電動閥、蝶閥)、放空閥、排凝閥、過濾器，儀表測量孔板、限流孔板等是否安裝完畢，有無遺漏，方向是否正確，行程是否符合要求，是否處于正確位置。3.檢查設備管線上流量表、壓力表、溫度表量程是否準確，是否在有效期內(nèi)，是否校驗合格，是否暢通。有關標識是否正確、清晰。4.檢查檢修所加盲板是否全部拆除，開工需要所加盲板狀態(tài)是否正確，有無錯裝或遺漏。5.檢查機泵是否處于良

47、好備用狀態(tài)，潤滑油、潤滑脂是否加好，冷卻水(封油)是否暢通。 6.檢查注水罐是否上水，線路是否暢通。 7.檢查硫化劑貯罐是否裝有足夠的硫化劑，備劑25.5t。8.按規(guī)程檢查爐-9101是否處于完好狀態(tài)，瓦斯、燃燒油、風、蒸汽線各線路是否暢通，火嘴是否合適；一次二次風電動閥、百頁窗調(diào)節(jié)機構是否靈活好用；看火孔、火嘴、阻火器是否清掃完畢；就地指示溫度計是否安裝到位。9.檢查各控制閥、單向閥、放火炬閥門、加熱爐各蝶閥各種操作狀態(tài)是否靈活好用，要求準確、迅速、可靠。液壓油、潤滑油是否添加完畢。確認dcs及sis系統(tǒng)處于投用狀態(tài)。大型機組按規(guī)程詳細檢查，并做好記錄及開機準備。 10.試驗自保聯(lián)鎖系統(tǒng)動作是否正確，動作時間符合要求，并做好記錄。11.檢查好流程，將水、電、汽、風引入本崗位。并檢查管線是否暢通，引汽時注意排凝，防止水擊 。 12.檢查空冷風機是否安裝完畢