1、山东省莘县华祥石化有限公司加制氢车间操作规程1目 录1.装置概述: 11.1 装置设计、规模及组成 11.2 工艺设计技术方案 11.3 装置工艺设计参数 2原料、产品、催化剂和化学药剂 21.4 物料平衡 41.5 消耗指标及能耗 51.6 生产控控制分析 142.艺原理及流程 .162.1 工艺原理 162.2 加氢工艺流程简述 243.装置的操作及仪表设备 .273.1 装置各部分操作条件 273.2 装置自动化控制水平 283.3 要设备选型 314.岗位操作法 .334.1 反应岗位 334.2 原料预处理单元 .334.3 反应系统单元操作 344.4 分馏岗位 394.5 分馏塔
2、系统单元操作 404.6 产品质量的控制 424.7 加热炉部分 434.8 机泵操作法 535.压缩机操作法 .696.离心式压缩机 C2101776.1 压缩机的用途 776.2 加氢精制循环氢压缩机主要技术参数(C2101) .777.汽轮机 .807.1 技术数据 807.2 汽轮机的一般慨述 817.3 汽轮机维护和保养 887.4. 505 调速器 888.冷换设备操作法 .1088.1 换热器的操作 1088.2 空冷器的操作 1088.3 冷却器的操作 1099.装置的开工 .10910.全面大检查方案 .10910.1 检查的目的 .10910.2 检查要求 .109山东省莘
3、县华祥石化有限公司加制氢车间操作规程210.3 检查内容 .11011.公共介质引入装置 .11411.1 目的 11411.2 引水方案 11511.3 引汽方案 11611.4 引风方案 11711.5 送电方案 11812.装置气密与试压 .11811.1 气密、试压的目的 11811.2 气密、试压准备工作 11911.3 注意事项 11911.4 装置试压、气密步骤 11912.加热炉烘炉 .12612.1 烘炉目的 12612.2 烘炉前的检查及准备 12612.3 烘炉操作： 12612.4 烘炉曲线 12712.5 烘炉指标： 12712.6 烘炉注意事项 12812.7 烘炉
4、后的检查与处理 12813.单机试运 .12814.离心泵单机试运 .13815.水冲洗、水联运方案 .14115.1 水冲洗水联运方案 14116.催化剂装填 .14216.1、准备工作 .14216.2、催化剂装填的注意事项 .14316.3、装填步骤 .14317.临氢系统气密 .14417.1 目的 14417.2 准备工作 .14417.3 气密步骤 14417. 4 气密需要盲板（或阀门）隔离的主要部位： .14518.催化剂预硫化 .14618.1 催化剂干燥 14618.2 催化剂的预硫化：加氢催化剂采用湿法预硫化 14719.分馏系统引油升温 .15219.1 引油具备的条件
5、 15219.2 分流循环图 15319.3 注意事项 15320.反应进料 .15420.1 稳定催化剂的初期活性 15420.2 分步切换原料油 15420.3 工艺参数调整 155山东省莘县华祥石化有限公司加制氢车间操作规程321.循环氢脱硫系统开工 .15521.1 准备工作 15521.2 系统置换 15521.3 操作步骤 15621.4 注意事项 15622.装置的停工 .15722.1 紧急停工 15722.2 正常停工 15722.3 停工时催化剂处理 16023.事故处理 .16223.1 故处理原则 16223.2 系统原因事故处理方法 16223.3 装置内部原因事故处
6、理方法 16523.4.临氢系统泄漏事故应急预案 17224.安全操作规程 .17324.1 安全概述 17324.2 有毒害气体基本知识 17324.3 防毒器材使用方法 17624.4 预防可燃气体泄露 17824.5 装置安全防火知识 17924.6 有关安全生产规定 18124.7 消防设施管理及消防安全规定 18224.8 车间安全技术措施 18224.9 装置开工安全规定 18324.10 工艺操作安全规定 18424.11 设备操作的安全规定 18524.12 装置停工安全规定 18624.13 装置检修安全规定 18724.14 防火防爆安全规定 19024.15 防冻防凝安全
7、规定 .19124.16 环境保护与安全卫生 19224.17 安全卫生 19525.装置紧急停、开工与技改项目操作 .19925.1 装置紧急停、开工 .19925.2 石脑油脱硫化氢汽提塔开工 .20125.3.分馏进料换热器操作要点 20125.4.压缩机气量余隙调节系统 202附一 奥氏体不锈钢的保护 225附二 加氢装置常用名词 226山东省莘县华祥石化有限公司加制氢车间操作规程11.装置概述:1.1 装置设计、规模及组成1.1.1. 装置简介本加氢精制装置由洛阳瑞泽石化工程有限公司承担设计，工程由盛安建设集团公司负责施工。装置设计规模：6010 4t/a，操作弹性为 70120%
8、。年开工时数 8000h。1.1.2 装置的组成：本装置分为加氢反应和产品分馏两个部分。其中：反应部分包括加氢反应、冷高压分离和冷低压分离、氢气循环、循环氢脱硫。产品切割分离部分包括脱硫化氢汽提塔和产品分馏塔。1.1.3 生产方案本装置以催化柴油、直馏柴油和焦化柴油为原料，生产精制石脑油和精制柴油产品。装置原料用氢是由制氢装置供给的纯度为 99.99%的高纯度工业氢，供量为 20000NM3/h。1.2 工艺设计技术方案1.2.1 工艺技术路线本装置加氢反应部分采用两台反应器，其中一台三段装填，另一台两段装填、炉前混氢、冷高分、循环氢脱硫方案，精制反应器入口压力为 12.5MPa（G）。分馏系
9、统采用双塔流程。1.2.2 工艺技术特点（1）原料油过滤为了防止反应器因进料中的固体颗粒堵塞导致压降过大而造成的非正常停工，在装置内设置自动反冲洗过滤器，脱除大于 25 微米的固体颗粒。（2）原料油有燃料气（或惰性气体）保护因为原料油与空气接触会生成聚合物和胶质，为有效防止结垢，要求罐区原料油罐以及装置内原料油缓冲罐必须用燃料气（氮气或其它不含氧和硫的惰性气体）进行气封。（3）高压空冷前注水加氢过程中生成的 H2S、NH 3 和 HCl，在一定温度下会生成 NH4Cl 和 NH4HS 结晶，沉积在空冷器管束中，引起系统压降增大。因此在反应流出物进入空冷器前注入除盐水来溶解铵盐，避免铵盐结晶析出
10、。（4）采用双壳程、螺纹锁紧环换热器，提高换热效率，减少换热面积，节省投资。（5）采用综合节能技术，降低装置的能耗。从工艺流程的优化、高效换热设备的应用、新型内构件的设计技术应用等各方面综合考虑，降低装置的能耗。（6）采用炉前混氢方案，提高换热效率和减缓结焦程度。（7）采用板焊结构热壁反应器。反应器内件采用新型内构件，其中包括有入口扩散器、分配盘、冷氢箱、出口收集器等，使之进入反应器中催化剂床层的物流分布均匀，催化剂床层的径向温差小。（8）反应器入口温度通过调节加热炉燃料来控制，床层入口温度通过调节急冷氢量来控制。（9）分馏部分采用双塔流程，先汽提除去液相中的 H2S，然后经分馏塔分离成精制石
11、脑油和精制柴油，分馏塔采用重沸炉。（10）脱硫化氢汽提塔顶设注缓蚀剂设施，以减轻塔顶流出物中硫化氢对脱硫化氢汽提塔顶系统的腐蚀（11）催化剂按器外再生考虑。山东省莘县华祥石化有限公司加制氢车间操作规程21.3 装置工艺设计参数原料、产品、催化剂和化学药剂1.3.1 原料1) 原料油技术指标见表 1-1，新氢技术指标见表 1-2 所示。表 1-1 原料构成和性质原料名称 直馏柴油 焦化柴油 催化柴油 混合混合比例/w% 20 20 60 100密度(15.6)/ （ g/cm3） 0.905 0.840 0.935 0.908硫含量/w% 1.1 0.95 1.3 1.18氮含量/（g/g） 8
12、00 856 800 811溴价/（gBr/100g） 18 22 18 18.8馏程(ASTM D86)/初馏点/5 188/- -/194 190/- 180/20510% 219 217 219 21930% 240 254 - 25050% 255 287 281 27870% 300 315 - 31090% 338 342 353 348终馏点 360 364 360 364表 1-2 新氢技术规格组成/（mol%）H2 99.9N2 0O2 0CO+CO2 含氧化合物 含硫化合物例如：焦化柴油加氢时，当脱硫率达到 90%的条件处，其脱氮率仅为 40%。加氢脱氧反应各种石油馏分中，
13、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：含氧化合物加氢脱氧反应的化学平衡常数较大，是强放热反应。 烃类的加氢反应a.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N NH2山东省莘县华祥石化有限公司加制氢车间操作规程19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： b.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，
14、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。脱金属反应在重质石油馏分和渣油脱沥青油中，含有金属镍和矾，它们是以卟啉化合物状态存在的，在较高的氢压下，这些大分子进行一定程度的加氢和氢解，在催化剂表面上形成镍或矾沉积。一般来说，以镍为基础的化合物，反应活性比矾络合物要差一些，后者大部分沉积在催化剂的外表面，而镍更多地穿入到颗粒内部。脱金属聚合反应的进行，金属有机化合物发生氢解，生成的金属都沉积在催化剂表面上，造成催化剂减活，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
15、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，同类硫化物分子量愈小愈容易加氢；对于烯烃加氢而言，分子量愈小愈容易加氢，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得结果，而实际上在石油馏分中这些烃类和山
16、东省莘县华祥石化有限公司加制氢车间操作规程20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
17、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。2.1.2 改质反应基本原理十六烷值是柴油燃烧性能的重要指标。柴油馏分中，链烷烃的十六烷值最高，环烷烃次之，芳香烃的十六烷值最低。同类烃中，同碳数异构程度低的烃类化合物具有较高的十六烷值，芳环数多的烃类具有较低的十六烷值。因此，环状烃含量低，链状烃含量多的柴油具有较高的十六烷值。催化柴油（LCO）中双环和三环芳烃，在 MCI 过程中，双环以上的芳烃只进行芳环饱和和环烷开环，其分子碳数不变。由于双环和三环芳烃转化为烷基苯，柴油中的高十六烷值组分增加，故柴油的十六烷值可得到较大幅度的提高。
18、2.1.3 临氢降凝的基本原理临氢降凝是典型的择形催化裂化反应，其反应机理与催化裂化有相同之处，即裂解反应同样在质子酸中心上进行，遵循正碳离子反应机理；不同的是，临氢降凝催化剂以 ZSM-5 沸石为主体，该沸石是由两个交叉的孔道系统组成，即直线型孔道和之字形孔道。直线孔口为 0.53nm0.56nm 的椭圆，由于受沸石特殊孔道的限制，只允许分子直径小于 0.55nm 的链烷烃、带短侧链烷烃和带长侧链的环烷烃等高凝点组分选择性地裂解成小分子，从而降低油品的凝固点，其余的大分子异构烷烃、环烷烃、芳烃因不能进入孔道内从而不发生反应。柴油馏分只有长而窄的石蜡分子才能进入沸石的微孔中被裂化，因此临氢降凝
19、工艺也称为催化脱蜡工艺。2.1.4 操作因素对加氢反应过程的影响温度加氢反应是放热反应，提高温度对加氢反应化学平衡是不利的，但有利于脱氢和裂化反应。在一定温度范围内，提高温度可以加快反应速度。对于不同的原料、不同的催化剂反应活化能不同，提高温度反应速度的提高也不同，活化能越高，提温时反应速度提高越快。同时，随着运转时间的延续，催化剂活性下降，也需提高温度予以补偿，但是温度过高，超过 416，易产生过多的裂化反应，增加催化剂积炭，产品液收率低，甚至会影响产品中的烯烃含量。较低的温度从化学平衡的角度来看是有利的，但温度低，反应速度慢，如温度太低，由于反应速度太慢，而失去经济意义。山东省莘县华祥石化
20、有限公司加制氢车间操作规程21通常，脱硫反应在 260开始进行，超过 370，反应速度上升很小；脱金属反应超过 316，金属几乎可以全部脱除，低于此温度只能部分脱除；双烯、单烯分别于 115、260开始进行反应，但温度高于 427，则不利于烯烃加氢，生成油烯烃含量不仅不下降，而且开始上升；脱氮、脱氧反应要求温度比脱硫和烯烃饱和反应要高，温度越高，反应速度越快。在实际生成过程中，反应温度应为反应器两个床层的平均温度，为保证加氢精制的深度，反应器床层温度应控制在 300360范围内，由于反应有温升，一般入口温度以控制 280330为宜。压力在加氢过程中，反应压力是指氢分压。加氢装置的氢分压决定于操
21、作压力、氢油比、循环氢浓度以及原料汽化率。由于加氢反应是体积缩小反应，提高压力，有利于加氢反应的进行，反应压力对脱氮影响最大，如以脱氮为主要目的时，应维持在较高的压力下操作，提高压力还可以减少缩合和迭合反应，并改善碳平衡向着有利于减少积炭方向进行。提高反应压力不仅改善了反应深度和减少催化剂结焦，而且反应速度将随着氢分压上升而上升，在催化剂组成数量一定的条件下，反应是遵守“质量作用定律”，即加氢反应速度与浓度成正比关系。由于气体的可压缩性，在设备一定的条件下，如维持氢油比不变，提高反应压力还可提高装置处理能力。但是高的反应压力也有不利的一面过高的反应压力会使反应物出现液相从而使催化剂表面与气相反
22、应物的接触受到抑制，使反应速度降低，使催化剂选择性变差，因而造成液收率下降，耗氢增加，氢纯度降低，过高的压力会增加设备投资和操作费用，同时对设备制造也带来一定的困难。在生产过程中，加氢精制反应压力一般维持在 1.615.0MPa，焦化柴油加氢精制在 2.5MPa 时，氮化物的加氢精制速度较低，必须在 6.0MPa 以上的氢分压才有足够的加氢深度。提高氢分压对加氢过程是有利的，提高氢分压的方法有：1.在设备允许的条件下，提高总压；2.提高循环氢纯度，降低反应产物冷后温度；3.增加新氢量和纯度。在操作压力不变，通过提高氢油比来提高氢分压会使原料油气相分压降低，因而反应速度下降。空速在催化反应过程中
23、，反应是在催化剂活性中心进行，如果把油分子在催化剂活性中心上所消耗的时间作为反应时间，而不考虑油分子在催化剂孔隙内或在催化剂粒外部液膜所消耗的时间，那么一个分子在催化剂活性中心消耗的平均时间与催化剂藏量对进料速度之比成比例，或者，换句话说这个时间与空速的倒数成正比，所以空速倒数是反应时间的正确度量。空速的单位 h-1，分体积空速和重量空速，通常使用体积空速。加氢的空速较小，因为反应深度主要由催化剂表面反应来控制，加大空速会导致反应深度下降，此时需提高反应温度来予以补偿，低空速可以得到较好的效果，但会促进加氢裂化反应，增加耗氢和催化剂积炭，在催化剂数量不变时，也意味着降低了装置的处理能力。根据催
24、化剂的活性，原料性质和反应深度不同，空速在一较大范围内波动，从山东省莘县华祥石化有限公司加制氢车间操作规程220.51.0h -1，重质油料和二次加工中得到的油料在加氢处理时要采用较低的空速。在加氢精制过程在给定的温度下降低空速，烯烃饱和率、脱硫和脱氮率都会有所提高。氢油比加氢氢油比起着保护催化剂的作用，大量的氢气通过反应器可以把反应的生成热带走，保证反应器内温度均衡，同时由于加氢是滴流法加氢，大量的氢气与原料混合，使原料通过催化剂床层时，分布更均匀。提高氢油比，有利于加氢反应，因为氢气与原料的分子比增加了，反应原料分子浓度增加，则有利于反应向生成物方向进行，既提高了产品质量，又减少了催化剂结
25、焦，但是氢油比过大，原料与催化剂接触时间缩短，反过来又不利于加氢反应，加氢深度下降，系统压降也增加，这对于生产过程是不利的，因此，加氢氢油比的选择要适当，要考虑综合因素。2.1.5 分馏的基本原理分馏的任务是将在加氢反应过程中产生的硫化氢，氨等危害油品质量的杂质从油品中除去，并根据馏程将加氢反应生成物分割成符合质量要求的汽油、柴油等。分馏过程中根据油品在一定的压力下各组分之间的挥发度不同造成的汽液两相浓度之差来实现的。当油品被加热时，由于油品中的轻组分的挥发度高，首先汽化进入汽相，将汽相分离，就可以得到重组分浓度较原来大得多的油品。但是油品经一次加热汽化所得的产物纯度往往不能达到要求，有一些较
26、重的组分也会进入汽相，需要将分离出的油品多次进行加热、汽化和分离。以便进一步提高纯度。这一过程是在精馏塔中完成的。精馏塔一般由精馏段、提馏段和进料段三部分构成，在精馏塔内，根据不同精馏过程的需要，安装有许多层不同种类的塔盘和降液管。在精馏过程中，汽相自塔盘上的小孔从下向上通过，液相从上层塔盘上降液管自上而下流到塔盘上方与汽相接触，由于温差的原因在接触过程中，汽相中相对挥发度低的重组分放出热量进入液相，而液相中的较轻组分则吸收热量进入汽相，从而达到精馏的目的。分馏过程的影响因素：影响分馏过程的因素主要有操作压力和操作温度。由于油品的压力与沸点成正比，所以操作压力与操作温度无论哪一因素发生变化，都
27、将直接影响分馏过程。在操作过程中，如果压力低于要求值，则油品中的各组分的沸点都会下降，使得略重的组分在该操作条件下也汽化进入汽相中，造成塔顶产品中馏分过重；如果是操作温度低于要求值，则油品中轻组分达不到沸点而不能汽化，造成塔底产品中的轻组分含量过高。2.1.6 加热炉的工作原理加热炉一般都由四个主要部分组成：对流室、辐射室、烟囱和燃烧器。在两室内装有炉管，辐射室底部装有燃烧器，烟囱内装有烟道挡板。一个比较先进的加热炉还应配备烟气和余热回收系统，空气和燃料比的控制调节系统。低温油料先流进对流室炉管，再流经辐射室炉管变为高温油料而出。山东省莘县华祥石化有限公司加制氢车间操作规程23喷嘴：主要给加热
28、炉以高温热源。喷嘴喷出的高温火焰以辐射传热方式将大部分热量传给炉管内流动的油料，又经对流传热方式将热量传给对流室炉管内流动着的油料，又经空气预热器通过对流方式将热量传给预热空气，最后剩余的热量随烟气经烟囱排入大气中。辐射室：又叫炉膛，是加热炉的核心部分。从喷嘴喷出的燃料在炉膛内燃烧，需要一定的空间才能燃烧完全，故其体积较大，由于火焰温度高达 1500-1800，故不能直接冲刷炉管以防止炉管内结焦或被烧坏，因而热量主要以辐射方式传递，热量一部分被炉管吸收，一部分使炉墙温度升高，因炉墙外有隔热层，热量损失很少，炉墙又把热量反射回来传给炉管一部分。若在火焰周围加花格墙壁，可大大增加炉管的辐射热量。火
29、焰的形状和大小主要取决于火嘴的结构形式和尺寸。火焰离炉管越远，辐射传热量越小，所以只要保证火焰不直接扑到炉管上应尽量减少炉膛的体积，提高传热强度，节省设备投资。对流室：离开辐射室的烟气温度不能太低，否则会降低辐射传热效率，通常控制 700-800之间，这样高温的烟气还有很多的热量应该利用，所以设置对流室，在对流室内，烟气冲刷炉管速度越快，传热能力越大，故对流室要窄而高，炉管间距尽量小些。有时为了提高对流室的传热能力还常采用钉头管和翅片管，以加大它的外表面积。管内油料和管外烟气采用逆流方式，这样可提高传热效果。有时在对流室内加几排蒸汽管，产生过热蒸汽供生产上使用。烟囱：作用是将炉膛的燃烧烟气排入
30、大气。炉型不同，烟囱布置也不同。烟囱内部必须用耐火和保温材料放置。烟气离开对流室的温度一般在 300-450为宜。这些热量用空气预热器来回收一部分，使烟气进一步降温到 200左右，再进入烟囱排走，有时就直接进入烟囱排走。烟气排出靠自然通风或强制通风。自然通风就是利用烟囱内高温烟气的重度差产生抽力，将烟气排入大气；强制通风则是利用引风机将烟气排出。为了控制进入炉膛的风量，在烟道内设置一块或几块可调节的挡板，调节挡板的开度可控制进入炉膛内风量的大小，亦即炉膛内压力的大小，一般要求炉膛内保持负压 2-3mmH2O（毫米水柱），这样在打开看窗观察炉膛内情况时，火焰不会外扑，确保安全。2.1.7 离心泵
31、的工作原理在石油化工生产中，其原料、半成品、成品大都是液体，泵是用来输送液体介质并提高其压力的机械。离心泵在启动之前，泵内应灌满液体，此过程为灌泵工作，驱动电机通过泵轴带动叶轮旋轮，叶轮中的叶片驱使液体一起旋转，产生离心力，在此离心力的作用下，液体沿叶片流道被甩向叶轮出口，液体经过蜗壳送入排出管，液体从叶轮获得能量，使压力能和动能均增加，并依靠此能量将液体输送到工作地点，当一个叶轮不能使液体获得足够的能量时，可用多个叶轮串联或并联来对液体做功。在液体被甩向叶轮出口的同时，叶轮中心处就形成低压，在吸液管和叶轮中心处的液体之间就产生压差，吸液管中的液体在这个压差的作用下，便不断地经吸入管路及泵的吸
32、入室进入叶轮中，这样，叶轮在旋转过程中一面不断吸入液体，一面又不断地给吸入的液体以一定的能量，将液体排出，使离心泵不断地工作。山东省莘县华祥石化有限公司加制氢车间操作规程24离心泵的工作原理可简单概括为，当叶轮高速旋转时，便产生离心力，离心力对液体产生作用，使液体获得巨大动能和静压能，同时在叶轮中心形成负压，使液体吸入叶轮的流道，然后高速向四周甩出，由于叶轮不停地旋转，液体便不断地被吸入和排出。离心泵的构造、作用及性能离心泵的构造离心泵的主要部件有：叶轮、泵轴、吸入室、蜗壳、轴封箱和密封环等，有的离心泵还有导轮、诱导轮和平衡盘等。离心泵的过流部件是吸入室、叶轮和蜗壳，其作用是：1）吸入室：吸入
33、室位于叶轮进口前，其作用是把液体从吸入管引入叶轮，要求液体流过吸入室的流动损失较小，并使液体流入叶轮时速度分布均匀。2）叶轮：叶轮是离心泵的重要部件，液体就是从叶轮获得能量的，对叶轮的要求是在损失最小的情况下使单位重量的液体获得较多的能量。3）蜗壳：蜗壳位于叶轮出口之后，其作用是把从叶轮内流出的液体收集起来，并把它按一定要求送入下级叶轮或送入排出管。2.1.8 注水及注缓蚀剂操作 注水操作： 原料油经过加氢精制反应后，会产生 NH3、H 2S 和少量的 CL 等副产物，它们会发生反应生成铵盐，可能在反应器后的空冷器冷却时冷却结晶沉积堵塞管路。为防止出现铵盐堵塞管路及设备，同时为了洗涤出部分硫化
34、物，在空冷 A2101A-H 前、换热器 E2103A 和 E2102 前注水，确定注水量的依据是保证高分含硫污水中硫氢化铵的含量低于 8%(m)。 本装置的注水为来自水处理的脱盐水。 注缓蚀剂操作:为减轻加氢反应系统注水后形成的湿硫化氢环境造成的腐蚀，增设了注缓蚀剂系统，将缓蚀剂注入 T2201 顶馏出管线。缓蚀剂的注入量由 CIS-2301 设备调节，注入量一般控制在 1520 克缓蚀剂/吨原料油。缓蚀剂的注入量根据酸性水的 Fe+不大于 3ppm 来调整。2.2 加氢工艺流程简述2.2.1 反应部分自催化装置、焦化装置和常减压装置来的柴油在罐区混合，混和柴油经原料油预热器 E2100 预
35、热，然后在原料油缓冲罐(V-2101)液面控制下，通过原料油过滤器(SR-2101)进行过滤，除去原料中大于山东省莘县华祥石化有限公司加制氢车间操作规程2525m 的颗粒。过滤后的原料油进入原料油缓冲罐（ V-2101），经加氢进料泵(P-2101A，B)升压，在出口流量调节阀的控制下，与混合氢混合作为混合进料，依次流经反应流出物（III）/ 混合进料（I ）换热器（E-2103A，B）、反应流出物（I）/混合进料（II）换热器（E-2101 ）换热，然后进入反应进料加热炉（F-2101）加热至反应所需温度后依次进入加氢精制反应器（R-2101）、加氢降凝反应器（R-2102），在催化剂作用下
36、进行脱硫、脱氮、烯烃饱和、芳烃饱和、柴油降凝等反应。加氢精制反应器（R-2101）设置三个催化剂床层、加氢降凝反应器（R-2102）设置两个催化剂床层，床层间设有急冷氢注入设施。来自 R-2102 的反应流出物，经反应流出物（I）/混合进料（II）换热器（E-2101 ）、反应流出物（II）/分馏塔进料换热器（E-2102）、反应流出物（III ）/ 混合进料（I）换热器（E-2103A，B）依次与混合进料、分馏塔进料、混合进料换热，然后经反应流出物空冷器（A-2101）冷却至 45进入高压分离器（V-2102）。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（P-2102A 、B ）将
37、脱盐水注至A-2101 上游侧的管道中。 冷却后的反应流出物在高压分离器（V-2102）中进行油、气、水三相分离。高分气 (循环氢)进入循环氢脱硫塔（T2101）脱除反应生成的 H2S，然后经循环氢入口分液罐(V-2104) 分液后，进入循环氢压缩机（C-2101）升压至 13.3MPa（G），然后分两路：一路作为急冷氢进入反应器；一路与来新氢压缩机（C-2102）的新氢混合，混合氢与原料油混合作为反应进料。含硫、含氨污水自 V-2102 底部排出，与本装置内其它含硫污水一起送至装置外进行酸性水汽提处理。高分油相在液位控制下经减压调节阀进入低压分离器(V-2103) 。V-2103 闪蒸出的低
38、分气送出装置进行脱硫处理。2.2.2 分馏部分低分油经精制柴油/低分油换热器（ E-2203AD ）与产品分馏塔底的精制柴油换热后，进入脱硫化氢汽提塔（T-2201 ）。脱硫化氢汽提塔（T-2201），塔底通入 1.0MPa 过热汽提蒸汽，塔顶油气经脱硫化氢汽提塔顶空冷器（A-2201 ）、脱硫化氢汽提塔顶后冷器（E-2201）冷凝冷却至 40，进入脱硫化氢汽提塔顶回流罐（V-2201 ）进行气、油、水三相分离。闪蒸出的气体排至装置外；含硫含氨污水与高分污水一起送出装置；油相经脱硫化氢汽提塔顶回流泵（P-2201A,B）升压后全部作为塔顶回流。为了抑制硫化氢对塔顶管道和冷换设备的腐蚀，在塔顶管
39、道采用注入缓蚀剂措施。缓蚀剂自缓蚀剂加药设施注入塔顶管道。脱硫化氢汽提塔底油经反应产物（II）/分馏塔进料换热器（E-2102）与反应产物换热后进入产品分馏塔（T-2202）， T-2202 设有 29 层浮阀塔盘，塔底设分馏塔底重沸炉（F-2201），塔顶油气经产品分馏塔顶空冷器（A-2202 ）、产品分馏塔顶后冷器（ E-2202）冷凝冷却至 40后进入产品分馏塔塔顶回流罐（V-2202），回流罐压力通过燃料气控制。回流罐液相经产品分馏塔塔顶回流泵（P2202A，B）升压后，一部分作为分馏塔的回流，另一部分作为石脑油产品出装置。V-2202 分水包排出的含油污水自流出装置由工厂统一处理。产
40、品分馏塔底油经精制柴油泵（P2203A，B）升压后经柴油/ 低分油换热器（E-2203A D）与低分油换热，然后经柴油空冷器（A-2203）冷却至 45后作为柴油产品送出装置。山东省莘县华祥石化有限公司加制氢车间操作规程26一部分分馏塔底产品经分馏塔底重沸炉泵（P-2204A，B ）升压经分馏塔底重沸炉（F-2201）加热后返回塔底，作为产品分馏塔的热源。2.2.3 催化剂预硫化流程为了使催化剂具有活性，新鲜的或再生后的催化剂在使用前均必须进行活化-预硫化。本设计采用液相硫化方法，硫化剂为二甲基二硫化物（DMDS）。硫化时，系统内氢气经循环氢压缩机 C-2101 按正常操作路线进行循环。DMD
41、S 自硫化剂罐来，注入加氢进料泵（P-2101A，B）入口，经高压换热器 E2103AB、E-2101 进入反应进料加热炉（F-2101），按催化剂预硫化升温曲线的要求升温，通过反应器 R-2101、R-2102 中催化剂床层进行预硫化。 自 R-2102 来的流出物经 E-2101、E-2102、E-2103AB 、A-2101 冷却后进入高压分离器 V-2102 进行分离，高分气体进入循环氢压缩机 C-2101，催化剂预硫化过程中产生的水从 V-2102 底部间断排出，由于预硫化时，系统中不含 NH3，含硫污水中的硫含量较正常生产时低，约为 0.3%。催化剂硫化时采用直馏煤油作为硫化油，硫
42、化油由系统送至装置内。催化剂硫化后，采用直馏柴油钝化催化剂，直馏柴油由系统送至装置内。催化剂再生流程：为了恢复使用过的催化剂活性，催化剂需要再生，本装置催化剂再生按器外再生方式考虑。2.2.4 公用工程部分为了使催化剂具有活性，新鲜的或再生后的催化剂在使用前均必须进行活化预硫化。本装置设计采用液相硫化方法，硫化剂为 DMDS。催化剂硫化用的硫化剂和制氢装置公用。硫化时，系统内氢气经循环氢压缩机 C-2101 按正常操作路线进行循环。DMDS 注入加氢进料泵（P-2101A,B）入口，经高压换热器 E2103A,B、E-2101 进入反应加热炉（F-2101），按催化剂预硫化升温曲线的要求升温，
43、通过反应器 R-2101、R-2102 中催化剂床层进行预硫化。自 R-2102 来的流出物经 E-2101、E-2102、E-2103A,B 、A-2101 冷却后进入高压分离器 V-2102 进行分离，高分气体进入循环氢压缩机 C-2101，催化剂预硫化过程中产生的水从 V-2102 底部间断排出，由于预硫化时，系统中不含 NH3，含硫污水中的硫含量较正常生产时低，约为 3%。催化剂预硫化时采用直馏煤油作为硫化油，硫化油由系统送至装置内。催化剂预硫化后，采用直馏柴油稳定催化剂，直馏柴油由系统送至装置内。2.2.5 开工、停工条件开工时，开工油从罐区来，经原料油过滤器（SR-2101）、原料
44、油缓冲罐 （V-2101）、山东省莘县华祥石化有限公司加制氢车间操作规程27加氢进料泵（P-2101A、B）进入系统，当高分、低分建立液位后，低分油返回原料油罐（I）入口，反应部分建立循环。反应部分催化剂预硫化的同时，开工油引至 E-2203AD 向分馏部分进油，当脱硫化氢汽提塔、产品分馏塔建立液位后，分馏部分可以建立循环，以缩短开工时间。硫化油可以从低分罐经不合格级出装置。停工时，原料油缓冲罐 （V-2101）中油经不合格油线出装置。反应部分油从低压分离器（V-2103）经不合格油线出装置。分馏部分油品经产品线或不合格油线出装置。3.装置的操作及仪表设备3.1 装置各部分操作条件(1)反应器反应器入口压力 MPa（G） 12.5（10.00.3）体积空速 h-1 0.9氢油体积比 Nm3/m3 1500反应器入口温度（SOR/EOR） 293/325反应器出口温度（SOR/EOR） 357/389床层总温升 （SOR/EOR） 78/76化学氢耗（SOR/EOR） wt% 0.9/0.88(2)高压分离器压力 MPa（G） 11.5 （9.0-9.7 ）温度 45(3)低压分离器压力 MPa(G) 2.5 （1.3-1.8）温度 45(4)脱硫化氢汽提塔（塔顶回流罐）压力 M Pa(G) 0.60.1温度 40(5)产品分馏塔（塔顶回流罐）压力 MPa(G) （0.10.05）
