柴油加氢装置停工总结要点
柴油加氢装置停工总结
按照公司停工检修统一统筹安排，柴油加氢装置于2011年6月20日22时开始停工，现对柴油加氢装置停工过程中停工进度、对外管线吹扫、人员分工、盲板管理、停工过程中存在的不足等几个方面对本次停工总结如下：
一、停工过程与分析
表1 装置停工进度表
柴油加氢装置停工总结
图1装置停工反应器实际降温曲线与原先方案降温曲线比较
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装置停工实际进度与原计划停工统筹差异主要有以下几点：
（1）、装置停进料泵P-102A后，反应系统热氢带油阶段，原先计划安排热氢带油16h。实际停工阶段热氢带油10h后，热高分液位基本未见上涨，同时由于重整装置停工安排，氢气中断供应，反应系统热氢带油比原先计划缩短6h。
（2）、反应系统热氮脱氢阶段，反应器入口温度维持220℃，反应系统压力维持2.7MPa，进行热氮脱氢12小时，比原先停工计划缩短12h。原计划反应系统热氮脱氢阶段，循环气中氢+烃置换至<0.5V%后结束热氮脱氢。实际停工过程中，热氮脱氢结束时，循环气中氢+烃含量为25.86V%，反应系统降温阶段继续进行氮气置换，直至循环气中氢+烃含量<0.5V%。
（3）、反应系统降温阶段，停F-101后，F-101快开风门全部打开，A-101维持最大冷却负荷进行循环降温，R-101床层温度降至150℃前，实际降温速度为7℃/h R-101床层温度降至100～150℃阶段，实际降温速度为4～5℃/h，R-101床层温度自220℃降至70℃，实际降温时间为39h。与原先计划差别不大。由于装置反应器内径较大（5.2m），系统补充氮气量受公司氮气总量限制，R-101床层温度未降至原先计划德60℃。
（4）、反应器降温结束后，停K-102、K-101，反应系统泄压至0.5MPa，自K-102出口补入氮气继续置换反应系统18h后，反应系统循环气化验分析氢+烃<0.2V%，反应系统泄压至微正压。公用工程系统吹扫合格后，装置交出检修。
（5）、装置塔、罐蒸煮结束后，C-201、D-103、D-105、D-305、D-117高硫氢部位进行钝化清洗，由于D-103、D-105、D-117导淋堵塞，废钝化液外排比较困难。从开始钝化至废钝化液排净用时约为48h，远超过原先计划的钝化时间（16h）。
二、公用工程消耗
表2 装置停工公用工程消耗
（1）、由于柴油加氢装置低压氮气流量表量程为（0～1000m3/h），装置停工吹扫期间经常出现满量程问题，低压氮气实际耗量比MES数据要大。
（2）、装置停工吹扫过程中，低压火炬线、瓦斯线吹扫利用蒸汽介质，降低了氮气消耗。
三、装置内管线塔罐吹扫
1、原料低分系统
（1）、与原料系统相连管线按照吹扫至D-114，最后通过P-101B泵送至至停工退油线的原则进行退油吹扫。
（2）、P-102最小流量线，原先吹扫方案为先通过密闭排放线将管线存油排净后，原料罐蒸煮时蒸汽贯通处理。实际吹扫此线时，关闭D-101底部出口手阀，利用底部出口吹扫蒸汽经P-102吹扫至D-101。
（3）、D-104至D-105间低分油线及酸性水线，利用反应系统氮气串气吹扫至D-105，吹扫时D-105顶部压力，内操监控好D-105顶部压力。
（4）、D-105系统蒸煮时蒸汽未临时接蒸汽皮带，下一周期检修时，可考虑增加临时线。
（5）、D-104拆开顶部弯头，罐内胺液味浓，检修时需接消防水带水冲洗。
2、胺液系统
（1）、贫胺液进装置线，原先方案为与上游装置进行水冲洗，由于与溶剂再生装置停工不同步，同时上游装置无储存含胺液污水的容器。实际停工吹扫时为装置给氮气吹扫至溶剂再生装置，首先将贫胺液进D-110单向阀调向，通过D-110顶部压控氮气线补入氮气进行吹扫，管线吹扫难度大。
（2）、装置胺液系统退胺液因受溶剂再生装置制约，外退胺液速度较慢。
（3）、胺液系统C-101及出入口管线未进行水冲洗，检修时塔内胺液味道浓，检修时短时间内无法进人进行容器检查。拆开顶部弯头后，自顶部接临时消防水带进行水冲洗。不仅影响容器检查进度，同时冲洗后的废水也很难处理。
（4）、高压胺液系统导淋大部分严重堵塞，而且很难疏通，D-117及管线低点残留胺液外排困难，需提前联系维保单位进行导淋疏通工作。
（5）、地下废胺液罐D-305底部油泥较多，联系催化剂卸剂单位进行无氧清淤作业。
3、分馏系统
（1）、对于F-201出入口线，停F-201后，防止炉管内柴油温度太低，更难吹扫，立即关闭快开风门、烟道挡板及底部风门。通过C-202底部吹扫蒸汽给汽，F-201六路进料保持其中2路打开，吹扫至C-202。其余4路手阀关闭，通过烧焦蒸汽逐路吹扫至C-202。
（2）、精制柴油线产品线，产品线流程长，并且“U”型弯较多，如果单独通过C-202底部吹扫蒸汽，蒸汽凝结成水后，易导致管线水击。吹扫时，管线低点导淋打开进行排水，自E-204入口吹扫蒸汽、硫化油线吹扫蒸汽串至E-203入口进行接力吹扫，同时E-206入口导淋接氮气。开始吹扫后路对装置停工退油线，由于界区外其他装置同时进行蒸汽吹扫，装置外压力高。吹扫难度大。后改至至C-201系统，柴油产
品流程存油较多，通过塔底临时线退油速度慢，影响到装置停工吹扫进度。下一周期装置停工时，可将精制柴油吹扫至D-114系统，存油通过P-101B泵送至停工退油线，吹扫时注意打开D-114顶部对火炬压控阀和安全阀副线，防止憋压。
4、公用工程系统
（1）、管线蒸汽吹扫时，由于所有容器、换热器后路对地下污油系统，地下轻污油线未单独进行处理。
（2）、装置南界区轻污油线吹扫时，首先将D-301存油泵送至停工退油线，P-301出口吹扫蒸汽、D-116底部吹口吹扫蒸汽线同时给汽吹扫至D-301，D-301少量含油污水通过吸油车外送。
（3）、对于装置内的含油污水系统内存油通过吸油车转移至储运装置污油池，所有的井盖用沙土和塑料布进行封闭。
（4）、含油雨水系统未进行处理，检修动火时，雨排上覆盖石棉被作为防火手段。
（5）、地下污油罐D-301底部油泥较多，本次停工联系催化剂卸剂厂家进行无氧清淤作业。
四、对外管线吹扫
装置停工前，按照公司生产技术部安排，单元同上、下游装置对装置间对外管线吹扫时间、吹扫介质、处理方法进行多次对接，原则上按照“谁供料，谁负责”的原则进行吹扫。管线明细及处理方案见下表3：
表3 装置对外管线明细及处理方案
装置对外管线吹扫基本上按照原先制定的对外管线处理方案进行吹扫，与原先方案处理方法差别较大的对外管线如下：
（1）、罐区柴油进装置线
停工前与储运单元讨论，由于此线未有动火项目，原先方案为储运装置负责泄压，柴油加氢装置关闭界区阀，加盲板进行隔离。装置停工吹扫时，由于储运单元临时增加甩头，与调度、储运装置讨论制定水冲洗方案，自煤油加氢装置SR-202副线阀处给消防水，D-114入口加盲板隔离，经不合格航煤产品线、长循环线串水冲洗至储运装置。
（2）、轻烃至焦化线
停工前与焦化装置讨论制定的处理方案为自D-201入口补入新鲜水，通过P-202水冲洗至焦化装置，水冲洗合格后，经D-201入口氮气吹扫干净。装置停工吹扫时，由于该管线有动火项目，按照公司统一安排，轻烃线水冲洗、氮气吹扫后，自D-201底部出口蒸汽吹扫线给汽进行蒸汽吹扫至焦化装置。
（3）、重整新氢进装置线
停工前与重整装置制定的处理方案为反应系统氮气置换阶段，自装置反应系统给氮气方向吹扫至重整装置。装置停工吹扫时，，此线改为自重整装置给氮气吹扫，装置第二道阀后加盲板隔离，中间放空打开进行置换。
五、装置停工人员安排
2010年底，单元对装置岗位人员停工吹扫范围进行了科学统筹和合理分工，对班组按区域进行了划分，单元组织各班组对本班负责区域的停工、吹扫进行了深入细致的对接。装置停工阶段，班组仍按照“四班
二倒”的方式进行运转，当班班组夜班后，抽调副班长、内外操各一人补充到下一个夜班班组，其余人员正常上副班。班组按照区域进行划分，系统退油仍由当班班组负责，当本班区域内系统具备吹扫条件后，抽调区域负责班组3名人员（由班长负责）搭配年轻员工进行管线吹扫，副班年轻职工分配至各班协助吹扫。对外管线吹扫由单元工艺员总负责，与上下游装置联系确认后，安排区域负责班组进行吹扫。装置吹扫末期，单元统一抽调部分班组成员，按照“三班二倒”方式运转。装置检修阶段，按职责范围分为以下专业小组：大机组小组、催化剂及PSA卸剂小组、盲板小组、高压法兰小组、阀门试压组、容器鉴定组、换热器打压组、小管嘴组、换热器清洗组、看火组，由班长、副班长及经验丰富的老师傅负责各专业小组，做到人人负责、人尽其责。
与原先方案比较，停工过程增加了小管嘴组、阀门试压组、换热器回装质量检查组。检修初期，检修单位大范围回装换热器、阀门，换热器壳程及出入口管线油泥、铁锈等杂物未及时检查、清理。单元及时成立了换热器回装质量检查组和阀门回装质量检查组，对换热器、阀门回装前进行管线确认，保证换热器、阀门相关管线回装质量。
六、盲板管理
装置停工吹扫过程中，基本按照原先方案制定的盲板管理规定进行盲板的加装和拆卸作业，但同时也暴露出以下几点问题：
（1）、装置内流程盲板的加装拆卸过程，由于检修任务重、时间紧。部分临时盲板由班组自行联系检修单位加装，未严格按照盲板管理规定进行登记、确认工作，给装置开工留下一定隐患。下一周期停工检修，应该提前对盲板管理规定进行培训。
（2）、装置凝结水管线新增甩头管线，单元及时加盲板进行隔离。检修期间，其它单元擅自安排施工单位将盲板拆除，停工时应在界区显著位置挂“禁动”警示牌。
（3）、盲板加装过程中，由于未及时进行盲板的二级确认，导致装置高压火炬线出口盲板位置加错位置，联系检修单位重新拆卸、加装盲板，增加了检修工作量。
（4）、为防止盲板回装质量不高导致法兰泄露的情况，应在盲板回装确认表中增加法兰气密合格项目。
七、装置停工仪表工作
大检修的仪表吹扫、冲洗决定了后期仪表检修的安全，此次大检修仪表检修工作在动火、整改中相对比较顺利，没有发生仪表内有残油、工艺介质的现象。也没有发生动火着火的情况。但在停工吹扫期间，仪表的吹扫、冲洗仍存在很多不足：
（1）、仪表人员没有吹扫明细表，由于仪表在装置内分布比较散，点比较多，及其容易导致出现有
部分仪表没有进行吹扫。
（2）、与工艺人员配合不好，在工艺对管线进行吹扫时，仪表维护人员的仪表吹扫工作没有跟上，导致部分工艺管线吹扫干净后没有吹扫蒸汽或其他吹扫介质，相应的仪表没有得到彻底的吹扫。 （3）、胺液系统的仪表没有得到有效的冲洗，使得检修后部分仪表出现堵塞现象，并且由于胺液在管线内时间较长，释出铵盐，导致部分电动阀、气动阀出现卡涩现象。建议以后胺液系统停工后应该进行除盐水循环。
（4）、部分玻璃板由于引出线堵塞，导致部分玻璃板没有得到充分的吹扫。
（5）、带高压冲洗油的高压仪表没有吹扫，尽管此次检修高压仪表不进行检修，但应该利用本次停工机会对带高压注油的仪表进行吹扫、疏通。以将带高压冲洗油的高压仪表引出根部的结碳吹扫干净。
八、高硫化氢部位钝化清洗
为防止高硫化氢塔罐检修时发生FeS 自燃，按照公司生产技术部安排，对加氢处理装置C-201、D-104、 D-105、D-117、D-305高硫化氢部位进行钝化清洗。装置塔罐蒸煮合格后，加入钝化剂进行钝化清洗。
表4 柴油加氢装置钝化范围及钝化剂用量
1、装置汽提塔系统
（1）、装置汽提塔系统钝化采用循环钝化流程，首先将1t 未稀释的钝化剂经煤油加氢装置顶回流泵送至塔顶气相线，钝化清洗A-201及相关管线，其余钝化剂自D-201顶部经钝化剂厂家临时泵加注，自D-201入口新鲜水线补入新鲜水，建立D-201液位至70～80%后，启动塔顶回流泵P-202，建立
循环钝化流程。
（2）、汽提塔循环钝化过程中，每间隔2h 采样分析钝化液中硫酸根离子浓度变化，当硫酸根浓度不
再增加后，说明汽提塔内FeS已与钝化剂全部反应完成。由图3可以看出，C-201系统循环钝化5h后，钝化液中硫酸根最高浓度达到700ug/L。并且浓度基本不再增加，表明汽提塔系统钝化结束。
（3）、汽提塔系统钝化结束后，顶回流罐内钝化液经P-201泵送至汽提塔内，汽提塔内大部分钝化剂进塔底导淋接临时线送至D-305。其余钝化剂通过钝化剂厂家临时泵送至酸性水流程（D-106酸性水线）
2、D-104、D-105、D-117、D-305
对装置高硫化氢部位容器，通过罐顶放空线或者顶部头盖加入钝化剂，浸泡钝化12小时。对中间有隔板的D-105、D-117，钝化剂加至罐内隔板两侧分别进行钝化。
3、装置高硫化氢部位钝化时问题：
（1）、钝化剂加注开始加注时，C-201顶部温度90℃左右，塔顶放空直接对大气，塔内蒸汽由于钝化剂急冷后，塔压迅速降低，空气容易抽入塔内，造成塔内FeS发生自燃。通过D-201入口氮气线补入氮气，保证塔压为微正压。
（2）、罐内的废钝化剂外排时，罐底部导淋堵塞严重，拖延了整个系统的钝化时间。塔罐结束后，应提前联系维保单位对外排钝化剂的导淋进行检查疏通处理。
（3）、装置自开工运行三年以来，管线、换热器内残留部分油泥，装置吹扫蒸汽吹扫时，管线内油泥随蒸汽进入汽提塔塔底。同时C-201蒸煮时，塔盘、器壁上油泥进入塔底，塔底油泥无法通过塔底导淋排出，导致废钝化剂COD指标较高。
（4）、单元对钝化液的加注、钝化过程中的采样分析、废钝化液处理进行严格的监控，基本实现的钝化过程对环境的零污染的目标。在废钝化液外排时，由于钝化厂家临时管线接头问题导致废钝化液少量外漏的问题。建议钝化技术协议中增加因钝化厂家自身问题导致钝化液外漏的考核内容，提高钝化厂家的
环保意识，实现钝化过程中“零排放，零污染”的目标。
九、装置停工流程完善
装置自6月19日开始停工，6月27日装置高标准、高质量交出检修，在本次停工吹扫时，同时发现装置流程存在不完善的问题，利用装置检修或下一周期停工检修前进行流程完善。
（1）、E-206入口增加吹扫蒸汽线
（2）、E-205底部导淋进行改造，装置停工吹扫时，E-205无法通过底部地漏进行检查。
（3）、C-201、C-202底部密闭排放线增加隔离阀门，当C-201、C-202吹扫进度不一致时，方便进行操作。
（4）、E-203增加密闭排放线，方便E-203出口至E-206管线间排油。
（5）、D-105底部增加蒸汽吹扫线，此次检修通过临时皮带进行蒸罐，底部增加吹扫蒸汽线方便D-105蒸煮。
十、停工过程存在不足
（1）、反应系统热氢带油阶段，循环机出口循环氢未全部走炉前混氢，导致E-102壳程存油未全部带净，高压换热器E-102/BC拆开检修时，壳程有少量存油。
（2）、高压换热器E-102C拆开检修时，发现换热器下部管束（换热器出口）积聚铵盐，换热器芯子抽出后，用消防水冲洗后，用工业风吹干，铵盐对换热器管束造成轻微腐蚀。原因可能为有新鲜进料的情况下，反应系统降温阶段降温速度过快，导致铵盐结晶析出。
（3）、由于与溶剂再生装置停工时间不同步，溶剂再生装置无贮存废胺液容器，装置高压胺液系统无法进行贫胺液置换和水冲洗，导致C-101胺液气味较重，检修人员短时间内无法进入容器进行容器检查和清淤作业。
（4）、精制柴油产品流程长、且流程“U”型弯多，虽然停工前已增加临时跨接线退油，此流程的退油吹扫仍然制约柴油加氢装置停工进度。精制柴油流程吹扫时，开始时未将管线大部分存油排净，直接对不合格轻污油线进行蒸汽吹扫，由于不合格线撇压导致精制柴油管线水击，管线掉架。最后柴油产品管线吹扫时，将后路改至C-201，精制柴油馏程管线低点导淋、换热器低点导淋全部打开排凝结水，E-206导淋接临时氮气线增加推动力。
（5）、装置于6月27日交出检修，对外管线已全部加盲板进行隔离。装置交出检修后，装置外需要动火的对外管线仍然需要给蒸汽或者氮气吹扫，导致界区管线频繁调盲板，不仅增加了检修的工作量，并且增加了装置内动火作业的危险程度。目前已提报界区管线增加蒸汽、氮气吹扫线的临时检修计划。
（6）、装置停工吹扫和塔、罐蒸煮阶段，蒸汽凝结大量的凝结水排入含油污水系统，柴油加氢与其它装置公用含油污水系统，导致大量含油污水无法外排，只能用吸油车外送，目前已提报含油污水系统增
加提升泵检修计划。
（7）、装置对外管线吹扫阶段，由于未严格执行上下游装置间管线吹扫签字制度，导致对外管线重复吹扫、确认，影响装置停工吹扫的进度。
（8）、装置分馏系统C-201、C-202底部导淋增加密闭排放至P-105入口临时管线，由于中间未加隔离阀门，C-202系统蒸煮时，C-201无法正常退油，影响装置停工吹扫进度。目前已提报C-202底部临时线增加手阀检修计划。
（9）、由于装置管线普遍直径大、换热流程长，管线吹扫阶段，暴露出班组吹扫人员力量不足的问题。下一周期装置大检修时，可考虑抽调9名班组人员，按照三班两倒的方式进行运转，其余人员重点进行管线吹扫。
（10）、装置开工阶段，P-102、P-104入口管线内油泥、铁屑较多，多次切换进料泵清入口过滤网。下一周期停工时，可考虑水冲洗此管线。
（11）、装置停工吹扫结束后，发现管线“U”型弯处聚集大量铁锈、油泥。装置开工前，需安排专人进行管线清扫，防止杂物带入换热器及容器内。
柴油加氢装置开工方案
加氢装置开工方案 一、准备工作 1、装置检修工作全部结束，工艺管线、设备均经试压验收合格。 2、机泵试运结束。 3、全装置的动火项目结束，现场卫生清理干净。 4、公用系统水、电、汽、风、瓦斯供应正常。 5、安全消防器材配备齐全，安全措施已落实。 6、提前联系合格的氢气。 7、气密用具、刷子、肥皂水、洗耳球等已准备好。 8、联系有关车间如成品、化验、仪表、电工、维修、配合开工。 二、装置吹扫气密与置换 （一）、管线设备吹扫 1、蒸汽吹扫试密：分馏系统、瓦斯系统、放空系统； 2、氮气吹扫试密：原料系统、临氢系统（反应系统及新氢系统） （三）、试密检查方法 1、用氮气试压：充压至试验压力后，全面检查设备、管线的法兰、焊缝、接口等，以肥皂水检查不冒泡、目测不变形，保压压降不超过标准为合格； 2、用蒸汽试压：充压至试验压力后，全面检查设备、管线的法兰、焊缝、接口等，以肥皂水检查不冒泡、目测不变形为合格； 试密压力标准 备注：
1、正常生产时开工试密，实施第二段时，需点炉升温至反应器床层温度100℃左右； 2、反应系统 （1）试密步骤 A、隔离工作 ①上述流程内所有放空、排凝阀关闭； ②P201出口阀关闭； ③反冲洗污油泵出口阀关闭； ④LICA2002、LICA2003下游阀及付线阀关闭； ⑤HIC2001下游阀及付线阀关闭； ⑥机201出口阀关闭； B、首先用试密介质升压到2.2MPa，检查设备的严密性，合格后，保压4小时，允许压降每小时压力下降不大于0.02MPa； C、第一阶段合格后继续用试密介质试密，开新氢机升压，并点炉201升温，只有反应器床层温度大于93℃以后，才能使系统压力超过2.2MPa（升压速度不大于0.05MPa/小时），否则，继续保压； D、当V202压力达到4.0MPa时，检查设备的严密性，合格后，保压2小时，允许压降每小时压力下降不大于0.05MPa； 备注：在第二阶段升压及保压过程中，要始终保持反应器床层温度大于93℃，但系统各点温度也不能大于100℃。 （2）系统试压结束后，在以下部位泄压： ①V202顶部和底部放空排凝； ②V202顶部出口放空。 （3）注意事项：做好试密范围内的隔离工作，防止串压。 三、氢气试密：
加氢精制装置停工过程中硫化氢中毒事故
加氢精制装置停工过程中硫化氢中毒事故 集团公司文件内部编码：（TTT-UUTT-MMYB-URTTY-ITTLTY-
加氢精制装置停工过程中硫化氢中毒事故一、事故经过 5月11日，某石化公司炼油厂加氢精制联合车间对柴油加氢装置进行停工检修。14:50，停反应系统新氢压缩机，切断新氢进装置新氢罐边界阀，准备在阀后加装盲板（该阀位于管廊上，距地面4.3米）。15：30，对新氢罐进行泄压。18：30，新氢罐压力上升，再次对新氢罐进行泄压。18:50，检修施工作业班长带领四名施工人员来到现场，检修施工作业班长和车间一名岗位人员在地面监护。19:15，作业人员在松开全部八颗螺栓后拆下上部两颗螺栓，突然有气流喷出，在下风侧的一名作业人员随即昏倒在管廊上，其他作业人员立即进行施救。一名作业人员在摘除安全带施救过程中，昏倒后从管廊缝隙中坠落。两名监护人员立刻前往车间呼救，车间一名工艺技术员和两名操作工立刻赶到现场施救，工艺技术员在施救过程中中毒从脚手架坠地，两名操作工也先后中毒。其他赶来的施救人员佩戴空气呼吸器爬上管廊将中毒人员抢救到地面，送往职工医院抢救。 二、事故原因 1、直接原因：当拆开新氢罐边界阀法兰和大气相通后，与低压瓦斯放空分液罐相连的新氢罐底部排液阀门没有关严或阀门内漏，造成高含
硫化氢的低压瓦斯进入新氢罐，从断开的法兰处排出，造成作业人员和施救人员中毒。 2、间接原因：在出现新氢罐压力升高的异常情况后，没有按生产受控程序进行检查确认，就盲目安排作业；施工人员在施工作业危害辨识不够的情况下，盲目作业；施救人员在没有采取任何防范措施的情况下，盲目应急救援，造成次生人员伤害和事故后果扩大。 三、事故教训 1、应严格按照操作规程操作，对现场发生的异常情况要高度警惕，待排查出隐患，采取相应安全措施后，方能安排下一步作业。 2、施工单位在拆卸管道、设备附件时，必须采取有效的隔离措施，作业前认真进行作业风险识别并落实相关安全措施，对可能存在危险介质的死角、盲端的拆卸必须佩戴好相应的劳动保护用品、使用安全工具、控制施工人数并保持逃生通道畅通。 3、必须杜绝盲目作业、盲目施救情况的发生。
柴油加氢改质装置
柴油加氢改质装置 一工艺原理 1加氢精制 加氢精制主要反应为加氢脱硫、加氢脱氮、加氢脱氧、烯烃与芳烃的饱和加氢，以及加氢脱金属。其 典型反应如下 （1）脱硫反应： 在加氢精制条件下石油馏分中的含硫化合物进行氢解，转化成相应的烃和H2S，从而硫杂原 子被脱掉。 化学反应方程式： 二硫化物：RSSR’ + 3H2→RH + R’H + 2H2S 二硫化物加氢反应转化为烃和H2S，要经过生成硫醇的中间阶段，即首先S-S键上断开，生 成硫醇，再进一步加氢生成烃和硫化氢，中间生成的硫醇也能转化成硫醚。 噻吩与四氢噻吩的加氢反应： 噻吩加氢产物中观察到有中间产物丁二烯生成，并且很快加氢成丁烯，继续加氢成丁烷苯并噻吩在50－70大气压和425℃加氢生成乙基苯和硫化氢： 对多种有机含硫化物的加氢脱硫反应进行研究表明：硫醇、硫醚、二硫化物的加氢脱硫反应 多在比较缓和的条件下容易进行。这些化合物首先在C-S键，S-S键发生断裂，生成的分子碎片 再与氢化合。环状含硫化物加氢脱硫较困难，需要苛刻的条件。环状含硫化物在加氢脱硫时，首 先环中双键发生加氢饱和，然后再发生断环再脱去硫原子。 各种有机含硫化物在加氢脱硫反应中的反应活性，因分子结构和分子大小不同而异，按以下 顺序递减：
RSH＞RSSR＞RSR＞噻吩 噻吩类化合物的反应活性，在工业加氢脱硫条件下，因分子大小不同而按以下顺序递减：噻吩>苯并噻吩>二苯并噻吩>甲基取代的苯并噻吩 （2）脱氮反应 石油馏分中的含氮化合物可分为三类： a 脂肪胺及芳香胺类 b 吡啶、喹啉类型的碱性杂环化合物 c 吡咯、咔唑型的非碱性氮化物 在各族氮化物当中，脂肪胺类的反应能力最强，芳香胺（烷基苯胺）等较难反应。无论脂肪族胺或芳香族胺都能以环状氮化物分解的中间产物形态出现。碱性或非碱性氮化物都是比较不活泼的，特别是多环氮化物更是如此。这些杂环化合物存在于各种中间馏分，特别是重馏分，以及煤及油母页岩的干馏或抽提产物中。在石油馏分中，氮化物的含量随馏分本身分子量增大而增加。在石油馏分中，氮含量很少，一般不超过几个ppm。 在加氢精制过程中，氮化物在氢作用下转化为NH3和烃。几种含氮化物的氢解反应如下： 根据发表的有关加氢脱氮反应的热力学数据，至少对一部分氮化物来说，当温度在300－500℃范围内，需要较高的氢分压才能进行加氢脱氮反应。从热力学观点来看，吡啶的加氢脱氮比其它氮化物更困难。为了脱氮完全，一般需要比脱硫通常采用的压力范围更高的压力。 在几种杂原子化合物中，含氮化合物的加氢反应最难进行，或者说它的稳定性最高。当分子结构相似时，三种杂原子化合物的加氢稳定性依次为： 含氮化合物>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%。
加氢精制装置事故案例分析
第七章加氢精制装置事故案例分析 1.某厂柴油加氢装置“1 2. 27”高压分离器液控阀副线阀盘根泄漏设{设备事故（事故发生的经过：2001年12月27日9: 00时，某厂柴油加氢装置高压分离器液控阀副线阀盘根处发生油喷漏，故而装置紧急停工，处理该阀。经检查，该液控阀副线阀只压了一道根）的原因分析、应吸取的教训及防范措施。 事故原因分析：①建设公司阀门班工作不认真、不负责任，在大修时高压分离器液控阀副线阀只压了一道盘根，当装置升压进油后，该阀盘根处便发生油喷漏，这是造成事故的主要原因。②建设单位设备专业施工管理不到位，管理粗放，对该液控阀副线阀压盘根的工作没有专人管理。③装置设备管理人员质量监督不到位，没有到现场监督压盘根工作，未能及时发现该液控阀副线阀盘根问题。应吸取的教训和采取的防范措施：①按“四不放过”的原则处理事故，对类似的问题进行检查，②加强HSE学习，认真落实工作危害因素分析，提高职工危险识别和防范能力，提高职工安全意识。③联系检修人员重新压好该液控阀副线阀盘根。 2，某厂高分液位计手阀阀体泄漏事故的处理的I事的经过：2002年12月28日，加氢引直馏柴油进行初活性运转时，发现高分液位计两只手阀阀体泄漏，将后法兰处有砂眼的手阀关闭、液位计切除；对前法兰处有砂眼的手阀进行堵焊失败后，在严格控制高分液控开度、做好进出罐的物料平衡的情况下，关闭该液计引出总管上下手阀，拆除了该液位计手阀，液位计回装后维持生产。2003年1月24日，采用相同的控制方法更换了高分液位计上的相同类型的阀门）o 事故处理过程：1月24日机动处计划组织人员更换高分液位计、界位计的手阀，更换时将切除现场液位计和远传液位指示，切除后DCS上将无液位信号。由于更换阀门较多（1 1只），处理时间长，对操作人员安排及操作调整如下：①1月23日白班，降低高分液位至35%，稳定反应进料量，调节反应加热炉出口温度和保证反应系统压力稳定，每小时记录一次高分液控开度，为高分液位远传信号切除后，控制高分的液控阀的开度提供参数。控制好加氢注水量，记录高分界位阀开度。②1月24日更换手阀前，切除高分液位、界位引出总管手阀，接临时胶带将液位计中介质引低点放空。放空后，在液位计顶接临时胶带引蒸汽吹扫干净后，联系施工单位用防爆工具施工。③室内操作人员在高分液位计拆除前控制反应进料量，将高分液控阀改为手动操作，根据23日白班收集阀位数据调节该阀开度，在高分液位计拆除后，安排一名操作人员到循环氢分液罐处，随时准备切液，防止因高分液位超高带液进循环氢压缩机，损坏压缩机；安排一名操作人员到低分顶，防止因高分液位过低串压，如有串压现象，操作人员可开低分安全阀副线泄压。④室内操作人员控制好反应进料量和反应压力，保证反应进料量和压力的平稳，监视界位，及时联系现场人员切液；监视低分压控阀阀位变化和出口流量变化情况，有异常情况及时联系现场人员。⑤施工结束后，液位计必须用蒸汽吹扫后方可投用。 3．某厂高低分界控失灵、汽提塔带水的原因分析（2003年1月，加氢注水由除盐水改为净化污水后连续两次出现汽提塔带水事故，现象：加氢进料流量与低分出口流量不平衡，低分出口流量显示值大于加氢进料流量显示值，大量带水时两者的差值近似于注水量；反应产物与低分油换热器壳程出口温度低，汽提塔进料温度低、汽提塔顶压力偏高、回流罐界位控制阀开度变大l。事故原因分析：净化污水与除盐水相比杂质含量较高，如硫、氮、酚类，杂质组分的存在不利于高分、低分界位的油水分离，使油水分离效果变差，含硫污水中含油量增加，变小，密度的变化影响高、低分界位仪表的测量，含硫污水的密度变小，界位仪表的显示值PV偏低。在注除盐水时考虑到较高的界位有利于油水分离，高、低分的界位一直控制在80%-75%（设定的SV值），由于界位仪表的显示值PV偏低，在测量值（PV值）为
加氢车间工艺描述
加氢车间工艺描述 Prepared on 24 November 2020
加氢车间工艺描述 1、制氢装置： 制氢工艺采用轻烃蒸汽转化法制氢，制氢装置设计以催化干气为原料为主。转化制氢过程可分为原料净化、轻烃蒸汽转化、CO中温变换等过程。制氢装置全系统包括原料气压缩、原料气精制、轻烃蒸汽转化、CO中温转换、余热锅炉、PSA等部分。 制氢工艺基本过程是：原料气进入精制系统加氢、脱硫反应器，在一定的操作温度、氢气压力和空速条件下，在催化剂作用下，进行加氢烯烃饱和、脱硫、脱氯化学反，把原料气中有机硫化物、氯化物脱除，烯烃完全饱和。精制原料气进入转化炉炉管，并在一定压力、温度、空速、水碳比条件下，通过转化催化剂作用，生成氢气和一氧化碳、二氧化碳和少量的甲烷，进入中变反应器，通过中温变换催化剂的作用,使CO与水蒸汽进行中温变换反应生成氢气和。中变气进入PSA氢提纯装置，进行变压吸附脱除中变气中杂质，得到纯 CO 2 度%的高纯度氢气。 2、柴油加氢装置 加氢精制工艺主要是用于油品精制方面，其目的是除掉油品中的硫、氮、氧化合物，饱合油品中烯烃以及去掉油品中金属、非金属杂质。 本套以催化柴油、常柴的混合油为原料，经过加氢反应进行脱硫、脱氮、烯烃饱和等反应，生产满足国五要求的精制柴油。 工艺流程如下：混合原料经预热后热氢混合后进入反应炉加热升温。进入反应器进行加氢脱硫、脱氮、脱氧反应。加氢反应产物经冷却进入高、低压分离系统进行气、液、水三相分离。分离出的氢气进入循环氢压缩机建立临氢系统氢气循环。柴油进入汽提塔进行硫化氢汽提。汽柴油进入分馏塔进行分馏。
3、汽油加氢装置 汽油加氢装置根据催化裂化汽油中硫、烯烃、芳烃含量的分布特点，将催化裂化汽油切割为LCN和HCN两个汽油馏分。HCN部分在选择性加氢脱硫催化剂作用下，通过缓和条件进行加氢脱硫反应，，LCN部分不经过选择性加氢脱硫反应，从而使芳烃基本不饱和，烯烃也得到最大程度的保留，从而实现在脱硫的同时辛烷值损失最小。该装置由预加氢部分，预分馏部分，选择性加氢部分，汽提部分及公用工程部分组成，原料油为催化汽油。 工艺流程简述：原料油经过滤换热后进入预加氢反应器，预加氢反应流出物通过换热减压后进入预分馏塔，塔顶油气经冷凝冷却后进入预分馏塔顶回流罐进行油、气、水分离，闪蒸出的气体送出装置处理，油相经预分馏塔顶回流泵升压后分别作为塔顶回流一路作为轻汽油外出。重汽油进入HDS 第一反应器、HDS 第二反应器，进行深度加氢脱硫反应。反应流出物进入分离器进行气、油、水三相分离，分离器底部出来的低分油进入汽提部分；含硫污水送出装置处理；顶部出来的循环氢脱硫后与装置外来新氢混合后与重汽油混合作为混合进料。低分油进入汽提塔，塔顶油气进入汽提塔顶回流罐进行油、气、水分离，闪蒸出的气体送出装置处理，油相作为塔顶回流，塔底精制重汽油与轻汽油混合后作为产品送出装置。 加氢车间
加氢车间内部管理工作情况总结
一年来，加氢车间强化内部管理，严格按照公司计划和部署，基本完成了公司下达的各项生产任务及指标。现回顾总结如下： 总结各类事故：本车间发生事故有：碳四原料亏库（装置收率管理），40加氢汽油干点不合格、40加氢柴油闪点不合格，40加氢酸性水带油，制氢上水泵停车导致装置停工，40加氢空冷风扇损坏，导热油炉管线置换，30加氢产品质量不合格，火炬放空冒烟，张盛林工伤事故，总结每一起事故都是由于包括我在内的值班长、工艺员、安全员日常管理疏忽、不到位而造成的。 工作亮点： 1、强化安全生产管理，杜绝各类事故发生。根据现有的人员业务学习情况以及装置各类物料易燃易爆的特点，再结合多年的石化行业工作经验，我首先从现有人员的特点学习管理培训以及装置各类物料的物化性质入手，有的放矢的组织各项安全、生产作业，提出每月的26日定为车间隐患排查日，有车间主任带领运行班班长、维修班班长针对车间内部安全、工艺、现场以及人员信息进行全面排查、了解，使车间工作能够更加细致，班组工作能够全面的展开，有利于加强贯彻公司下达的各项生产管理目标、方针。 2、加大了车间内部考核力度。对于各种日常工作中出现的违章违纪现象实行狠抓、狠落实，而针对于一些好的、实用的管理及生产运行中的合理化建议，则采取全员学习以及奖励政策，促进每一位职工都能认真地去学、去干、去发现。 3、加强自身业务学习，逐步提高自身素质。根据车间装置各自的特点，特别是装置的开、停工，对每个人都是严峻的考验，这要求不论是管理人员还是操作工都要具备一定的业务素质和紧急情况处理能力。努力学习业务知识、同岗位操作人员交流经验等，随着时间的积累，我对装置生产的基本知识也了解的越来越深，同时也提出各类建议，如40加氢分馏塔汽提蒸汽由现 1
蜡油加氢装置简介分解
100万吨/年蜡油加氢装置装置简介 中国石化股份有限公司 上海高桥分公司炼油事业部 2007年3月
编制：何文全审核：严俊校对：周新娣
目录 第一章工艺简介 (1) 一、概述 (1) 二、装置概况及特点 (1) 三、原材料及产品性质 (2) 四、生产工序 (4) 五、装置的生产原理 (5) 六、工艺流程说明 (5) 七、加工方案 (6) 八、自动控制部分 (10) 九、装置内外关系 (11) 第二章设备简介 (13) 一、加热炉 (13) 二、氢压机 (13) 三、非定型设备 (13) 四、设备一览表 (15) 五、设备简图 (20)
第一章工艺简介 一、概述 中国石化股份有限公司上海高桥分公司炼油事业部是具有五十多年历史的加工低硫石蜡基中质原油的燃料——润滑油型炼油企业，根据中国石化股份有限公司原油油种变化和适应市场发展的需求，上海高桥分公司到2007年以后除了加工大庆原油、海洋原油等低硫原油外，将主要加工含硫2.0%左右的含硫含酸进口原油。由于常减压生产的减压蜡油和延迟焦化装置生产的焦化蜡油中含有较多的不饱和烃及硫、氮等有害的非烃化合物，这些产品无法达到催化裂化装置的要求。为了使二次加工的蜡油达到催化裂化装置的要求，必须对焦化蜡油和减压蜡油进行加氢精制，因此上海高桥分公司炼油事业部进行原油适应性改造时，将原100万吨／年柴油加氢精制装置改造为100万吨/年蜡油加氢装置。本装置的建设主要是为了催化裂化装置降低原料的硫含量和酸度服务。本装置由中国石化集团上海工程有限公司设计，基础设计于2005年6月份完成，2005年8月份进行了基础设计审查，工程建设总投资2638.73万元，其中工程费用2448.74万元。2006年7月降蜡油含硫量由原设计2.44％提高至3.28％，工程建设总概算增加820.8万元。 二、装置概况及特点 1.装置规模及组成 蜡油加氢精制装置技术改造原料处理能力为100万吨/年，年开工时数8400小时。本装置为连续生产过程。主要产品为蜡油、柴油、汽油。 本装置由反应部分、循环氢脱硫部分、氢压机部分（包括新氢压缩机、循氢压缩机）、加热炉部分及公用工程部分等组成。 2.生产方案 混合原料经过滤后进入缓冲罐，用泵升压，经换热、混氢，再经换热进入加热炉，加热至350℃后进反应器进行加氢，反应产物经换热后进热高分进行气液分离，气相进一步冷却，进冷高分进行气液分离，气相进新增的循环氢脱硫塔脱硫后作为循环氢与新氢混合，组成混合氢循环使用；液相减压后至热低分，热低分的液相至催化裂化装置。热低分气相经冷凝冷却至冷低分，冷低分的液相至汽柴油加氢装置。 3.装置平面布置
汽柴油加制氢车间加氢装置防冻防凝方案(正式)
编订：__________________ 单位：__________________ 时间：__________________ 汽柴油加制氢车间加氢装置防冻防凝方案(正式) Deploy The Objectives, Requirements And Methods To Make The Personnel In The Organization Operate According To The Established Standards And Reach The Expected Level. Word格式 / 完整 / 可编辑
文件编号：KG-AO-7736-75 汽柴油加制氢车间加氢装置防冻防 凝方案(正式) 使用备注：本文档可用在日常工作场景，通过对目的、要求、方式、方法、进度等进行具体、周密的部署，从而使得组织内人员按照既定标准、规范的要求进行操作，使日常工作或活动达到预期的水平。下载后就可自由编辑。 一、目的： 加强汽柴油加制氢车间加氢装置冬季的防冻防凝工作，在外界气温降至各介质冻、凝温度以前采取一些切实有效的措施，避免因介质冻、凝造成管线、设备的损坏和不必要的停工，确保装置的安全平稳生产。 二、防冻防凝方案： 1、新氢压缩机和循环氢压缩机备机的气缸、填料冷却水投用。 2、投软化水站水箱加热盘管，排凝阀微开；两水泵回水箱阀微开，水自运行泵窜到备用泵出口，再经备用泵至备用泵入口（保证泵不倒转）；水泵出过滤器两组同时投用；水站冷却器循环水均投用；水箱上水稍开，水箱放空稍开，以保证水箱液位为准。
3、四台压机油站冷却器，循环水都投上，且循环水副线稍开防冻。 4、高压注水去空冷和E2103管程注水阀略开，注水泵总量≯5.8t/h。 5、备用注水泵进出口阀开，水在最小流量调节阀前排凝；运行泵最小流量线略微过量，回罐，并在备用泵最小流量调节阀后法兰放空一部分。 6、软化水罐冷却水付线阀稍开，阀后低点排凝打开。 7、凝结水回软化水罐阀前排凝打开；除氧水进装置阀关闭，去注水罐前排凝阀打开。 8、D-2108存水放净，抽出线去D2102、制氢等处用氮气赶净存水，并打开低点排凝。 9、D-2104北灭火蒸汽回水投用;卫生专用线低点排凝打开（水线、蒸汽线）。 10、反应油采样器冷却水投用。 11、火炬分液罐白班将罐内残液放入地下污油罐（要求脱水包内不见液位）。
柴油加氢装置高压换热器换热效果下降的原因及措施
200×104t/a柴油加氢装置高压换热器换热效 果下降的原因及措施 茂名分公司吴金源 摘要：本文通过对200×104t/a柴油加氢装置高压换热器E1102ABC 换热效果下降的现象进行分析，提出二次加工油比例增大，特别是焦化柴 油增多是造成高压换热器E1102ABC换热效果下降的直接原因，同时提出 了调整进料比例及加大阻垢剂的注入浓度是解决问题的最优措施 关键词：换热效果对数平均温差二次加工油比例阻垢剂 1 前言 随着国际市场原油价格的不断攀升，公司在原料的供应上越来越趋于高含硫原油，而随着国家对环保要求的日趋严格，柴油产品的低硫化已成为趋势，但是由于目前公司的加氢能力不足，大部分的直馏柴油或催化柴油只能通过与低硫的精制柴油调和出厂，这对200×104t/a柴油加氢精制装置长周期运行提出了很高的要求，而反应流出物/原料油换热器E1102ABC在装置流程中占有重要作用。 2 装置概况 200×104t/a柴油加氢精制装置是由洛阳石化工程公司设计的，原设计能力为处理柴油160×104t/a，装置于1999年月11月10日一次投料试车成功。 2001年8月装置进行了200×104t/a处理能力的扩能改造， 2005年3月根据公司发展的需要，装置进行了配炼焦化汽油技术改造，采用抚顺石油化工研究院开发的FH-DS催化剂，替代原来的FH-5A催化剂，由洛阳石化工程公司负责焦化汽油改造设计任务。设计原料为直馏柴油、催化柴油、焦化汽油的混合油，直馏柴油和催化柴油的混合油与焦化汽油按照9:1的比例混合。设计年开工时数仍为8000小时，空速（重量）为2.5h-1，系统压力为4.0 MPa，氢油比为300 V/V。 3 高压换热器E1102的使用情况 装置原设计没有加注阻垢剂，但装置开汽五个月后，由于高压换热器E1102ABC 壳程结垢严重，于2000年5月被迫停工清除高压换热器E1102ABC壳程上的结垢，
柴油加氢精制工艺(工程科技)
柴油加氢精制工艺 定义：加氢精制是指在一定温度、压力、氢油比和空速条件下，原料油、氢气通过反应器内催化剂床层，在加氢精制催化剂的作用下，把油品中所含的硫、氮、氧等非烃类化合物转化成为相应的烃类及易于除去的硫化氢、氨和水。提高油品品质的过程。 石油馏分中各类含硫化合物的C—S键是比较容易断裂的，其键能比C—C或C—N键的键能小许多。在加氢过程中，一般含硫化合物中的C—S键先行断开而生成相应的烃类和H2S。但由于苯并噻吩的空间位阻效应，C-S键断键较困难，在反应苛刻度较低的情况下，加氢脱硫率在85%左右，能够满足目前产品柴油硫含量小于2000ppm 的要求。 柴油馏分中有机氮化物脱除较困难，主要是C-N键能较大，正常水平下，在目前的加氢精制技术中脱氮率一般维持在70%左右，提高反应压力对脱氮有利。 烯烃饱和反应在柴油加氢过程中进行的较完全，此反应可以提高柴油的安定性和十六烷值。 当然，在加氢精制过程中还有脱氧、芳烃饱和反应。加氢脱硫、脱氮、脱氧、烯烃饱和、芳烃饱和反应都会进行，只是反应转化率纯在差别，这些反应对加氢过程都是有利的反应。但同时还会发生烷烃加氢裂化反应，此种反应是不希望的反应类型，但在加氢精制的反应条件下，加氢裂化反应有不可避免。目前为了解决这个问题，主要是
调整反应温度和采用选择性更好的催化剂。 下面以我厂100万吨/年汽柴油加氢精制装置为例，简单介绍一下工艺流程： 60万吨柴油加氢精制 F101D201 D102 D101 SR101 P101P102E103E101 R101 K101 D106 E104 D103D104 D105 D107 P103 P201 E201A202 P202 A201 K101 E101E102E103A101 产品柴油 循环氢 低分气 C201 催化汽油选择性加氢脱硫醇技术（RSDS技术） 催化汽油加氢脱硫醇装置的主要目的是拖出催化汽油中的硫含量，目前我国大部分地区汽油执行国三标准，硫含量要求小于150ppm，烯烃含量不大于30%，苯含量小于1%。在汽油加氢脱硫的过程中，烯烃极易饱和，辛烷值损失较大，针对这一问题，石科院开发了RSDS技术。本技术的关键是将催化汽油轻重组分进行分离，重组分进行加氢脱硫，轻组分碱洗脱硫。采取轻重组分分离的理论基础是，轻组分中烯烃含量高，可达到50%以上，通过直接碱洗，辛烷值
柴油加氢装置停工总结要点
柴油加氢装置停工总结 按照公司停工检修统一统筹安排，柴油加氢装置于2011年6月20日22时开始停工，现对柴油加氢装置停工过程中停工进度、对外管线吹扫、人员分工、盲板管理、停工过程中存在的不足等几个方面对本次停工总结如下： 一、停工过程与分析 表1 装置停工进度表
柴油加氢装置停工总结 图1装置停工反应器实际降温曲线与原先方案降温曲线比较 4
装置停工实际进度与原计划停工统筹差异主要有以下几点： （1）、装置停进料泵P-102A后，反应系统热氢带油阶段，原先计划安排热氢带油16h。实际停工阶段热氢带油10h后，热高分液位基本未见上涨，同时由于重整装置停工安排，氢气中断供应，反应系统热氢带油比原先计划缩短6h。 （2）、反应系统热氮脱氢阶段，反应器入口温度维持220℃，反应系统压力维持2.7MPa，进行热氮脱氢12小时，比原先停工计划缩短12h。原计划反应系统热氮脱氢阶段，循环气中氢+烃置换至<0.5V%后结束热氮脱氢。实际停工过程中，热氮脱氢结束时，循环气中氢+烃含量为25.86V%，反应系统降温阶段继续进行氮气置换，直至循环气中氢+烃含量<0.5V%。 （3）、反应系统降温阶段，停F-101后，F-101快开风门全部打开，A-101维持最大冷却负荷进行循环降温，R-101床层温度降至150℃前，实际降温速度为7℃/h R-101床层温度降至100～150℃阶段，实际降温速度为4～5℃/h，R-101床层温度自220℃降至70℃，实际降温时间为39h。与原先计划差别不大。由于装置反应器内径较大（5.2m），系统补充氮气量受公司氮气总量限制，R-101床层温度未降至原先计划德60℃。 （4）、反应器降温结束后，停K-102、K-101，反应系统泄压至0.5MPa，自K-102出口补入氮气继续置换反应系统18h后，反应系统循环气化验分析氢+烃<0.2V%，反应系统泄压至微正压。公用工程系统吹扫合格后，装置交出检修。 （5）、装置塔、罐蒸煮结束后，C-201、D-103、D-105、D-305、D-117高硫氢部位进行钝化清洗，由于D-103、D-105、D-117导淋堵塞，废钝化液外排比较困难。从开始钝化至废钝化液排净用时约为48h，远超过原先计划的钝化时间（16h）。 二、公用工程消耗 表2 装置停工公用工程消耗 （1）、由于柴油加氢装置低压氮气流量表量程为（0～1000m3/h），装置停工吹扫期间经常出现满量程问题，低压氮气实际耗量比MES数据要大。
炼油装置设备总结及计划
炼油三部2012年设备总结及2013年打算2012年在公司、机动部的关心和指导下，在作业部的坚强领导下，炼油三部设备组先后完成了厂内外培训、编写设备操作法、建立设备技术档案、完善设备台账、为各装置职工培训授课等主要工作。设备组通过强化设备现场管理、设备基础管理、专业技术管理等管理机制，使得设备组整理管理能力和专业技术水平得到了显著提高，为六套新装置一次性开车成功和“安全、平稳、长周期”运行打下了坚实的基础。现将本年度设备管理工作总结如下： 一、厂内厂外的实习培训 沿续去年年底随各培训队到兄弟企业同类装置实习工作，今年一开始，各设备技术管理人员均参加了公司内炼油总区装置停工检修工作，在此过程中，学习和掌握了检修工作的基本情况，对现场设备、机组也有了较为真观的认识，关键是了解到了做为一名设备技术人员应该具备的基本技能和素质。同时，还利用项目试验验收这一较为难得的机会，争取让年轻同志去制造厂参加设备、机组的试车验收工作。年初，派杨杰去沈阳参加重油加氢格瑞德注水泵、贫胺液泵及远大解吸气压缩机的机械试运转，9月份，派朱琳去天津参加减压塔内件验收。通过在检修现场及制造厂的学习，他们的业务技能和理论水平都有了不同程度的提高。 考虑到设备组成员大多为年轻同志，进厂时间短，缺乏现场经验，根据机动部和成雷副总经理的要求，设备组派要强等7位设备员分别到盈创检二分公司培训实习半个月，使他们了解设备机泵检修的相关程序和内容，并亲自动手和钳工的师傅们一起参加机泵巡检、维修。后又安排他们去Ⅱ丙烯腈现场学习，通过协助Ⅱ丙烯腈做设备台账、设备技术档案工作，学习现场三查四定内容，为以后的工作和炼油新区设备检查打下基础。 设备组还先后多次参加机动部、技术部、物供中心组织的厂商技术交流和培训，设备管理知识培训，还有组织地参加中石化远程教育网上的精品直播课程，收到良好的效果。 二、在工作中边干边学 1、通过给装置职工上课，设备员丁平平在协助培训队长做好催化操作人员的培训工作期间，不但加深了对设备理论知识的理解，使自己的管理能力得到了
汽柴油加氢停工热氢带油和热氮解氢
汽柴油加氢停工热氢带油和热氮解氢 1、坚持先降压后降温的原则。降压措施是通过新氢机二回一调节。 降温通过降炉负荷和调节循环氢量调节，炉负荷降幅相同的情 况下，循环氢量越大，降温速度越快，循环氢量越小，降温速 度越慢。 2、临氢系统在生产过程中，钢材存在氢渗透的现象，即系统温度 高于135℃时，金属晶格已足够大，使氢分子可在晶格内自由 出入，因此，在停工过程中，降温速度不能过快，以保证氢分 子从晶格内逐步慢慢逸出，否则氢分子不能完全逸出，就会导 致氢鼓泡。因此，降温速度以30℃/h执行，但临氢系统不能低 于135℃。开工时可以先升压后升温。 3、氢脆指的是氢渗进钢材之后，与钢材中的碳发生反应生成甲烷， 导致氢鼓泡或氢脆。 4、停车步骤： 1)停工退油，秉持压力不变，先降温后降量的原则。 2)热氢循环带油，由高分向外压出。一般维持压力不低于20 公斤，温度不低于150℃，当高分罐没油时，带油结束。 3)抽真空氮气置换，升温升压，热氮析氢，直至循环热氮中氢 +烃含量不大于0.5%且不再增加为止，由于氢气分子具有很 强的渗透性，为了防止生产期间渗入铬钼钢的氢分子引起氢 脆和氢鼓泡，必须在停工时进行反应器脱氢。
a)以20度/小时的速度降低反应温度CAT至275度恒温 12小时，将反应压力降至4.0MPa，降压的原因是氢分子比氮分子的分子量小很多，氮是氢的14倍，否则循环氢压缩机出口会超温，降压过程中维持循环机转速8000rpm，通过新氢机补入氮气维持压力，若压力不能维持则适当降低循环机转速； b)分析氮气中氧气含量<0.1%，通过新氢机或设在循环 机出口的氮气管线向系统补入氮气对系统进行氮气置换; c)以20度/小时的速度将CAT降至250度恒温24小时； d)以20度/小时的速度将CAT降至225度恒温12小时； e)在反应器脱氢期间，继续用氮气置换反应系统并采样 分析循环气，当循环气中烃+氢<0.5%为合格。
汽柴油加氢装置火灾爆炸危险性及安全措施
汽柴油加氢装置火灾爆炸危险性及安全措施 名称爆炸极限%(V/V)引燃温度℃闪点℃火灾危险类别汽油1.1～9.5％263～300-50甲柴油 1.4～4.5％25760℃丙（乙B）氢气4.1～74.1560-甲燃料气 3.0～13．O538-甲硫化氢 4.3～45.3260-甲丙烷 2.1-9.5450-104.1甲燃料油自燃点384℃， 2 工艺装置火灾危险性汽柴油加氢生产过程中有甲类火灾危险性物质存在，且操作温度高、压力大，一旦系统中出现泄漏现象，泄漏介质在高温下，一旦遇到空气就会着火，有可能引发火灾爆炸事故。按照《石油化工企业设计防火规范》对生产装置或装置内单元的火灾危险性确定的原则，汽柴油加氢装置应为甲类火灾危险性装置。●爆炸性气体环境分区在汽柴油加氢生产过程中，一旦出现泄漏，就会在装置区作业环境的空气中形成爆炸性气体混合物。因此，装置区域内属于爆炸危险环境。根据本装置爆炸性气体混合物出现的频繁程度和持续时间，按照《爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范》第2．2．1条对爆炸性气体环境分区划分的原则，装置主要生产区域应为2区：区域内的地坑、地沟等应为1区（防火防爆区域等级）。3 工艺设备的火灾危险性1加热炉加热炉，如炉管壁温超高，会缩短炉管寿命；当超温严重、炉管强度降低到某一极限时，可能导致炉管爆裂，造成恶性爆炸事故。材质缺陷、施工质量低劣、高温腐蚀、阀门不严、违章操作、点火等造成炉管和燃料系统泄漏，是炉区发生
火灾的主要原因。炉管焊口、回弯头等处是容易发生火灾的主要部位。按《石油化工企业设计防火规范》的规定，加热炉属于丙类火灾危险设备。2反应器反应器是汽柴油加氢装置的关键设备，器内主要介质为汽柴油、氢气，且器内操作温度高、压力高，反应器在发生泄漏或超温超压时，有火灾爆炸的危险性。高压氢与钢材长期接触后还会使钢材强度降低（氢脆)出现裂纹，导致物理性爆炸发生火灾。按《石油化工企业设计防火规范》的规定，以反应器为主要反应设备的加氢精制属于甲类火灾危险设备。工艺介质温度较高（360℃以上，重整500℃加上摩擦温度上升）
柴油加氢装置的原理
由焦化柴油，催化柴油经过液控阀进入柴油反冲洗过滤器除去原料油中大于25μm的颗粒，过滤后的原料油经原料油/精制柴油换热器，与精制柴油换热后进入原料油缓冲罐稳压，然后经原料油泵升压，在流量的控制下，与混合氢混合作为混合进料混合进料经反应流出物/混合进料热热器与反应流出物换热后分四路进入加热炉进行加热，加热后汇成一路进入反应器（R101），反应后经反应流出物/混合进料换热器与混合进料换热后进热高压分离器。热高分气体经热高分气/混合氢换热器换热后，再经热高分器空冷器冷至49℃进入冷高压分离器。为了防止反应流出物中的铵盐在低温部分析出，通过注水泵将脱盐水注至上游处的管道中。冷却后的热高分气在中进行油、气、水三相分离。自塔顶部出来的循环氢（冷高分气）经循环氢脱硫塔入口分液罐分液后，进入循环氢脱硫塔底部，设有层浮阀塔盘，自贫溶剂缓冲罐来的贫溶剂，经循环氢脱硫塔贫溶剂泵升压后进入第一层塔盘。脱硫后的循环氢自塔顶出来，经循环氢压缩机入口分液罐分液后进入循环氢压缩机升压，然后分成两路，一路作为急冷氢去反应器（R101）控制反应器床层温升，另一路与来自新氢压缩机出口的新氢混合成为混合氢。自底部出来的富液在液位控制下与来自底部来的富液合并后至装置外。V102底部出来的热高分油在液位控制下经过液力透平（HT101）回收能量后进入热低压分离器（V104）。热低分气经热低分气/冷低分油换热器（E103）与冷低分油换热，再经热低分气冷却器（E104）冷却到49℃后与冷高分油混合进入冷低压分离器（V105）。自V104底部出来的热低分油与经热低分气/冷低分油换热器（E103）与热低分气换热后的自V105底部出来的冷低分油混合后进入产品分馏塔第26层塔盘。V105气相与产品分馏塔顶气及汽油脱硫化氢汽提塔塔顶气合并后去干气脱硫塔（T104）脱硫后送装置外管网。V103与V105底部排出的酸性水及分馏部分V106、V107排出的酸性水合并至公用工程部分含硫污水除油器（V117）进行脱气除油后，污水经泵送至装置外处理。 装置外来的新氢经新氢压缩机入口分液罐（V108）分液后进入新氢压缩机（C102A，B），经三级升压后与C101出口的循环氢混合成为混合氢。 二、分馏部分 从反应部分来的低分油直接进入产品分馏塔（T101），T101设与36层浮阀塔盘，塔底通入汽提蒸气。塔顶油气经产品分馏塔顶空冷器（A102）。产品分馏塔顶冷
柴油加氢干气带液问题分析及应对措施
柴油加氢干气带液问题分析及应对措施 发表时间：2018-10-16T15:02:44.200Z 来源：《防护工程》2018年第13期作者：党毅波[导读] 140万吨/年柴油加氢装置吸收脱吸塔C-203主要目的是回收瓦斯气中的C3、C4组分，同时除去石脑油中的C2组分 党毅波 延安石油化工厂陕西洛川 727406 摘要：140万吨/年柴油加氢装置吸收脱吸塔C-203主要目的是回收瓦斯气中的C3、C4组分，同时除去石脑油中的C2组分。针对干气带液现象，分析原因，优化操作参数，彻底解决了“干气不干”的现象。关键词：吸收脱吸塔；干气；带液；操作参数 1 装置简介 延安石油化工厂140万t/a柴油加氢装置采用抚顺石化研究院(FRIPP)开发的MCI-降凝组合工艺及配套催化剂，以催化裂化轻柴油（5#LCO）及常三线直馏柴油为原料，重整装置副产氢气为氢源，生产－20#，0#，5#精制柴油，同时副产部分粗汽油和液化石油气。该装置由中国石化工程建设公司（SEI）总承包设计建造，设计生产能力为140万吨每年，满负荷运行进料量为175t/h，于2009年8月建成投产，至今已平稳运行近5年。 2 工艺流程（如图1） 反应系统工艺流程:混合原料进装置后,首先经原料油脱水罐脱除游离水,再经反冲洗过滤器除去直径大于25um的颗粒状杂质及机械杂质,进入原料油缓冲罐。经反应进料泵加压至9.4MPa在高压换热器前进行油气混合,然后经高压换热器两级换热后进入反应加热炉,接着在两反应器内分别进行精制改质反应和降凝反应- - 脱除原料油中的S、N、O等原子及金属等杂质,加氢饱和烯烃、芳烃等不饱和烃，同时改善油品凝点。最后反应产物经换热、空冷至40℃左右进高分进行气液分离, 气体进循氢机压缩循环,液体经减压调节后进低分,低分闪蒸气进含硫干气管网,低分油经换热后进分馏系统,低分含硫污水至酸性水汽提统一处理。 分馏及吸收稳定系统流程：低分油经换热后进入硫化氢汽提塔，汽提塔含硫污水至酸性水处理装置统一处理回收硫磺，塔顶富气及一部分轻烃进入吸收稳定系统作为吸收脱吸塔进料，塔底油经换热器换热至200摄氏度左右作为分馏塔进料，进行汽、柴油分离。分馏塔塔底油一部分经加热炉加热后回流，一部分作为柴油产品送出装置，塔顶分离出粗汽油作为吸收脱吸塔进料。在吸收稳定系统，吸收脱吸塔首先将前面来料中C1、C2轻组份从塔顶分离出送出装置，塔底重组分经换热后进入稳定塔进一步分离出液化气和稳定汽油。 图1 工艺流程 3 问题及原因分析 3.1 吸收脱吸塔C-203塔底温度波动 吸收脱吸塔C-203塔底温度主要是通过调整E-206的热负荷来调节，E-206的热负荷又是通过调整E-206管程流量来控制。而其流量又是通过外操调整E-206管程进料手阀大小来调节，流量大，塔底温度高，有利于降低液化气中的C2含量，但过高的塔底温度，会增加塔内汽液相负荷。一方面有可能造成塔顶气体带液，另一方面增加了干气中的C3、C4量，降低了液化气收率，因此底温应视干气C3、C4含量及液化气中C2含量来调整。 3.2塔中部热量过大 吸收脱吸塔C-203的吸收过程是一放热过程，从塔顶到塔底温度越来越高，为消除这部分吸收热及塔底上升的热量，因此设立一中、二中回流。由于一中、二中回流量较小，不能把多余的热量取出来，降低吸收效果。 3.3联合二的高压瓦斯气流量波动 联合二来的高压瓦斯气流量波动引起塔内气液相负何变化，从而引起塔顶干气带液。 4 解决措施 4.1平稳调节吸收脱吸塔C-203底温度 内操要严密监控好塔底温度，如有波动，及时通知外操调整，从而使该塔底温稳定在90℃，不要出现大的波动。 4.2增大吸收脱吸塔C-203一二中回流量如表一所示，一二中回流量由原来的24000 kg/h提高至26000，降低吸收热量，提高了吸收效果。 4.3提高塔的操作压力 提高塔的操作压力，有利于C3、C4的吸收，但不利于C2的解吸，因此根据产品质量情况，将C-203压力由原来的0.63Mpa升至0.65Mpa，进而提高C3、C4的吸收效果。 5 调整后吸收脱吸塔C-203吸收效果对比
汽柴油加制氢车间加氢装置防冻防凝方案正式样本
文件编号：TP-AR-L2705 In Terms Of Organization Management, It Is Necessary To Form A Certain Guiding And Planning Executable Plan, So As To Help Decision-Makers To Carry Out Better Production And Management From Multiple Perspectives. （示范文本） 编制：_______________ 审核：_______________ 单位：_______________ 汽柴油加制氢车间加氢装置防冻防凝方案正式样 本
汽柴油加制氢车间加氢装置防冻防 凝方案正式样本 使用注意：该解决方案资料可用在组织/机构/单位管理上，形成一定的具有指导性，规划性的可执行计划，从而实现多角度地帮助决策人员进行更好的生产与管理。材料内容可根据实际情况作相应修改，请在使用时认真阅读。 一、目的： 加强汽柴油加制氢车间加氢装置冬季的防冻防凝 工作，在外界气温降至各介质冻、凝温度以前采取一 些切实有效的措施，避免因介质冻、凝造成管线、设 备的损坏和不必要的停工，确保装置的安全平稳生 产。 二、防冻防凝方案： 1、新氢压缩机和循环氢压缩机备机的气缸、填 料冷却水投用。 2、投软化水站水箱加热盘管，排凝阀微开；两
水泵回水箱阀微开，水自运行泵窜到备用泵出口，再经备用泵至备用泵入口（保证泵不倒转）；水泵出过滤器两组同时投用；水站冷却器循环水均投用；水箱上水稍开，水箱放空稍开，以保证水箱液位为准。 3、四台压机油站冷却器，循环水都投上，且循环水副线稍开防冻。 4、高压注水去空冷和E2103管程注水阀略开，注水泵总量≯5.8t/h。 5、备用注水泵进出口阀开，水在最小流量调节阀前排凝；运行泵最小流量线略微过量，回罐，并在备用泵最小流量调节阀后法兰放空一部分。 6、软化水罐冷却水付线阀稍开，阀后低点排凝打开。 7、凝结水回软化水罐阀前排凝打开；除氧水进装置阀关闭，去注水罐前排凝阀打开。
柴油加氢改质装置
柴油加氢改质装置 工艺原理 1加氢精制 加氢精制主要反应为加氢脱硫、加氢脱氮、加氢脱氧、烯烃与芳烃的饱和加氢，以及加氢脱金属。其 典型反应如下 (1) 脱硫反应: 在加氢精制条件下石油馏分中的含硫化合物进行氢解，转化成相应的烃和HS,从而硫杂原子被脱掉。 化学反应方程式： 二硫化物： 硫醇：RSH十Hz^RH十出也 硫瞇；RSR' + RH + R'H + HQ 二硫化物：RSSR 1+ 3H2 -*RH + if H 十RSSR + 3H2 T RH + R' H + 2H 2S 二硫化物加氢反应转化为烃和H2S，要经过生成硫醇的中间阶段，即首先S-S键上断开，生成硫醇，再进一步加氢生成烃和硫化氢，中间生成的硫醇也能转化成硫醚。 噻吩与四氢噻吩的加氢反应: 噻吩加氢产物中观察到有中间产物丁二烯生成，并且很快加氢成丁烯，继续加氢成丁烷苯并噻吩在50 - 70大气压和425 'C加氢生成乙基苯和硫化氢： 对多种有机含硫化物的加氢脱硫反应进行研究表明：硫醇、硫醚、二硫化物的加氢脱硫反应 多在比较缓和的条件下容易进行。这些化合物首先在C-S键，S-S键发生断裂，生成的分子碎片 再与氢化合。环状含硫化物加氢脱硫较困难，需要苛刻的条件。环状含硫化物在加氢脱硫时，首 先环中双键发生加氢饱和，然后再发生断环再脱去硫原子。 各种有机含硫化物在加氢脱硫反应中的反应活性，因分子结构和分子大小不同而异，按以下顺序递减： +H2S-
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%。 噻吩类化合物的反应活性，在工业加氢脱硫条件下，因分子大小不同而按以下顺序递减: 噻吩 ＞苯并噻吩 ＞二苯并噻吩 ＞甲基取代的苯并噻吩 (2) 脱氮反应 石油馏分中的含氮化合物可分为三类： a 脂肪胺及芳香胺类 b 吡啶、喹啉类型的碱性杂环化合物 c 吡咯、咔唑型的非碱性氮化物 在各族氮化物当中，脂肪胺类的反应能力最强，芳香胺(烷基苯胺)等较难反应。无论脂肪 族胺或芳香族胺都能以环状氮化物分解的中间产物形态出现 。碱性或非碱性氮化物都是比较不活 泼的，特别是多环氮化物更是如此。这些杂环化合物存在于各种中间馏分，特别是重馏分，以及 煤及油母页岩的干馏或抽提产物中。 在石油馏分中，氮化物的含量随馏分本身分子量增大而增加。 根据发表的有关加氢脱氮反应的热力学数据，至少对一部分氮化物来说，当温度在 500 'C 范围内，需要较高的氢分压才能进行加氢脱氮反应。从热力学观点来看，吡啶的加氢脱氮 比其它氮化物更困难。为 了脱氮完全，一般需要比脱硫通常采用的压力范围更高的压力。 在几种杂原子化合物中，含氮化合物的加氢反应最难进行，或者说它的稳定性最高。当分子 结构相似时，三种杂原子化合物的加氢稳定性依次为： 含氮化合物 ＞含氧化合物 ＞含硫化合物 RSH > RSSR> RSR >噻吩 在石油馏分中，氮含量很少，一般不超过几个 在加氢精制过程中，氮化物在氢作用下转化为 ppm 。 NH 3和烃。几种含氮化物的氢解反应如下 : 300 -