芳构化操作规程(终结版)

芳构化操作规程

第一章

第一节 本装置生产任务及特点

概述

随着我国淘汰70＃汽油、2000年全面实现汽油无铅化进程的加快，对于加工流程简单的炼油厂，如何解决低辛烷值汽油组份的深加工问题必将成为技术改造的重点。

轻烃芳构化技术是近十年来发展起来的一种新的石油化工工艺技术，其特点是利用非贵金属改性的沸石催化剂将低分子烃类直接转化为苯、甲苯、二甲苯等轻质芳烃。与目前炼油厂采用的催化重整工艺相比，该技术具有以下几种特征：（1）使用的沸石催化剂具有一定的抗硫、抗氮能力，原料不需要深度精制。（2）其芳烃准备产率不受到原料芳烃潜含量限制。（3）低压、非临氢操作，其操作费用低，基本建设投资少，因而，芳构化技术的开发应用即将成为继催化重整技术以后的又一项生产石油芳烃或高辛烷值汽油组份的新工艺。

多年来，中国石化集团公司洛阳石化工程公司炼制研究所在轻烃芳构化生产芳烃或高辛烷值汽油等方面作了大量的研究开发工作，形成了自己的专有技术，并拥有两项发明专利（ZL93102129.4）。由洛阳石化工程公司炼制研究所等单位共同研究开发的劣质汽油芳构化改质技术已于1998年1月通过了中国石化集团公司（原中国石化总公司）组织的技术鉴定。该技术利用专有催化剂，将诸如焦化汽油、直馏汽油、油田凝析油、重整拔头油、重整抽余油、裂解汽油等轻烃转化为芳烃，用于生产芳烃或高辛烷值汽油。

1998年8月，以直馏汽油为原料的1.0×104t/a芳构化改质工业示范装置在沈阳新民蜡化学品实验厂投入运行。该装置的运转结果达到了预期的目的（即液化石油气+汽油≥90%(wt);汽油ROM ≥90），证实芳构化改质技术的可靠和可行性，具备了工业应用的条件。

目前，广西田东石油化工总厂是一个加工原油18万吨的小型炼厂。在国家强制取消70＃汽油的生产和销售后，该厂将有2万吨的直馏汽油无法作为汽油调和组分出厂，因此，采用洛阳石化工程公司开发的劣质汽油调和组分出的劣质汽油芳构化改质技术就能很好地解决这一问题。

第二节 生产基本原理及技术概述 2.1 轻烃芳构化的化学反应机理

轻烃分子在HZSM －5分子筛催化剂上的反应较为复杂，一般认为包括裂化、齐聚、环化和脱氢四个主要步骤。烃分子首先裂化成低分子“碎片”再经过正碳离子机理“连接”成环，通过脱氢转移生成芳烃。由于受到分子在HZSM －5沸石上的芳构化产品分布相近。

烃分子在HZSM －5沸石孔道内的裂化反应遵循正碳离子反应，但由于HZSM －5沸石上的芳构化反应是一个择形催化过程，烃分子在这种沸石上的裂化不同于一般的裂化规律。由于孔道开口及孔道内扩散空间的约束，直链更容易接近内表面酸性中心而优先裂化。如不同结构烷烃的裂化速率的大小顺序为：

直链烷烃﹥单侧链烷烃﹥双侧链烷烃

烃分子首先裂化成低分子烯烃，进而生成BTX 的反应历程，可以描述为图1所示的过程。 + →

CH3－CH2－CH －CH3+CH3－CH2－CH ＝CH2← CH3-CH2-CH-CH3 CH3-CH2-CH-CH2 CH3-CH2-CH-CH3→CH3-C6H4-CH3 CH3-CH-CH2-CH2 环化脱氢

图1低分子烃类芳构化反应历程 2.2原料对芳构化反应性能的影响

HZSM －5催化剂对各种轻烃原料的芳构化均有很好的适应性，但是原料组成对芳构化过程仍存在一定的影响，主要表现在以下几个方面。

原料组成愈不饱和以及碳数愈多，则愈容易转化为芳烃。碳数相同的烃类转化为芳烃时，芳构化反应所需要的强度按下列顺序增加：

双烯

原料的性能强烈地影响催化剂的失活速率。缺氢的原料更易结焦，而导致催化剂的失活速率更快，缩短了催化剂的寿命。

烷烃原料的芳构化是高度吸热的反应，而烯烃原料的芳构化过程，依据非芳构化物的组成，可能是放热反应，反应中产生的氢气愈多则吸热性愈强，将原料掺合到一定氢含量的水平，可使芳构化在近于热平衡(吸、放热相等) 的情况下进行。

2.3轻烃芳构化催化剂的开发

轻烃芳构化催化剂的发展主要经历两个阶段：HASM －5及其金属改性的分子筛催化剂和杂沸石筛催化剂。

轻烃芳构化过程的早期研究是采用HZSM －5型分子筛催化剂。而后，为了弥补芳构化催化剂在芳构化活性、产物液相收率和芳烃选择性不高的缺点，研究者对HZSM －5分子筛进行了改性。HZSM －5分子筛单金属改性组分一般用Zn 或者Ca 。为了改善催化剂的稳定性，国内外开发了添加第二改性组分的催化剂，其中铂锌、铂锌镓等催化剂的单程寿命达200小时，但是

铂的加入提高了催化剂的生产成本。目前将Ni 或AI 作为第二改性金属，也取得了较好的效果：不但能增加催化剂的稳定性，而且还能改善催化剂的活性和选择性。［

经过多年努力，洛阳石化工程公司炼制研究所开发出LAC 系列芳构化催化剂，适用于直镏汽油芳构化性质装置，取得满意的工业试验结果。工业运转结果表明：对于直镏汽油芳构化性质生产高辛烷值汽油和组分，LAC －3型芳构化催化剂具有良好的活性、选择性、稳定性及抗结焦性能。

2.4工艺条件对轻烃芳构化过程的影响

影响轻烃芳构化反应需要足够高的反应温度。不同的原料，所需的最低温度相差很大，烯烃可低于370℃，而丙烷则需538℃。直镏汽油芳构化过程从宏观上表现为强的吸热反应。从化学热力学方面考虑，提高反应温度有利于芳烃产率的增加，使产品中芳烃含量一直保持较高的水平；从化学动力学方面考虑，提高反应温度能增加化学反应速度，更有利于直镏汽油向芳烃化合物转化。但是过高的反应温度促使热裂化等副反应加剧，导致干气和焦炭产率增加。因此，芳构化反应温度选择400－530℃为宜。

进料空速的大小，对装置的处理量越大，因此装置的相对投资费用和操作费用就越低。但是进料空速越大，反应物料在催化剂床层内停留时间就越短，化学反应就不能充分进行。综合考虑各方面因素，选择的进料空速为1.0h-1左右比较合适，这样，在产品分布较合理的情况下，催化剂又具有较长的单程运转周期。

经典的脱氢环化反应或脱氢环化二聚反应都不能在压力下运行，因为它们对氢分压是十分敏感的。而ZSM －5催化剂上的芳构化反应，则在较高的压力下操作并无有害影响，不过一般都在常压下或压下进行。 第三节 工艺流程说明

芳构化改质装置工艺流程见附图。 3.1反应部分

由于直镏汽油芳构化改质反应为强的吸热反应，需采用分段加热 的方式实现整个反应过程。反应部分采用了两台加热炉，一台为原料加热炉，一台为中间产物加热炉。反应器为三台，加热炉反应器之间联接相应跨线，使三台反应器以一定形式串联使用，从而达到分段反应的目的，芳构化装置采用模拟移动床循环反应再生方式实现连续操作，反应器中两台反应，一台再生。该装置反应系统流程的特点为：每个操作周期的前反应器均是采用前一周期未经再生的后反应器。正常操作状态为其中两台反应器串联反应，另一台反应器则处于再生或等待状态。

自装置外来的经原料泵（P101A,B ）送至原料油－反应产物换热器（E101A ，B ），换热至泡点（171℃），进入芳构化反应器（R101A ）顶部。芳构化反应器（R101A ）出来的中间反应

产物进入中间反应产物加热炉（F102）再加热，进入芳构化反应器（R101B ）顶部。自芳构化反应器出来的反应产物换热后送入催化装置吸收稳定系统。

3.2再生部分

芳构化催化剂的再生部分采用氮气中配空气的方式对失活催化剂进行烧焦再生。由于再生

气需要干燥及脱硫，因而再生部分设再生气干燥及脱硫器各一台。 A 催化剂再生

本装置的再生系统是一个闭路循环系统，再生气循环使用。再生时再生系统中应充满氮气，

并补进一定量的空气，以保证再生气的氧含量。自系统来的氮气和净化压缩空气(补充用) 按比例分别计量进入再生气分液罐（V103）分液后，经再生气压缩机（C102）升压到0.55Mpa （A ）进入再生气换热器（E104）与循环气体换热后，进入再生气换热器（E104）与循环气体换热后，进入再生气加热炉（F103）加热至530℃去芳构化反应器，从床层顶部自上而下进行烧焦。烧焦后高温烟气经再生气换热器（E104）与再生气换热后，由再生气冷却器（E105）冷却至40℃，进入再生气分液罐（V103）分液，经再生气脱硫器（D101）脱除微量二氧化硫和再生干燥器（D102）脱除其中微量水分后进入再生气压缩机（C102）循环操作。为节省氮气用量，再生气体循环使用，并根据反应器床层温度变化情况，随时补充空气。 b. 干燥剂再生

再生气干燥器（D102）内干燥剂在使用一段时期后需要再生以脱除干燥剂吸附的过时水分。催化剂再生操作时在干燥器（D102）出口采再生烟气分析其露点，当再生烟气露点高于－25℃时则干燥剂需要再生。在催化剂再生结束后应将流程切换为干燥剂再生流程，进行干燥剂再生。干燥剂再生温度为200℃，再生时间为5h 。再生气体为净化风或再生烟气。再生气进入再生气分液罐（V103）分液，再经过再生气脱硫器后（D101）后，返回再生气压缩机（C102）升压。升压的后的再生气经再生气换热器（E104）与循环气体换热后，进入再生气加热炉（F103）加热至200℃后，进入再生气干燥器（D102）脱除干燥剂吸附的水份。从干燥器出来的再生气进入再生气换热器（E104）后，再经再生器冷却器（E105）冷却后，进入再生气分液罐（V103）。再生气循环使用。

球形3A 分子筛技术见表－1

c 脱硫剂的更换时间为两年，装置运行两年后将其卸出更换新脱硫剂。 第四节 原料性质及产品质量控制指标

本芳构化装置设计原料为田东直镏汽油。原料性质见表－2 4.1 芳构化装置的产品分布及性质

本芳构化装置的目的产品为高辛烷值汽油及液化石油气，同时副产的少量干气可作为料气使用。本装置生产90＃无铅汽油的产品分布及物料平衡见表－3。本装置生产90＃无铅汽油的

性质见表－4，

表

生产装置产品、中间产物及工艺指标分析项目次见表－5。

－

10

球形3A 分子筛技术条件

表－2田东原油直镏汽油性质

表－3 芳构化装置生产90＃无铅汽油的产品分布及物料平衡

表－4 90＃无铅高辛烷值汽油的性质

表－5 生产控制分析

第五节 主要操作条件

1. 反应再生部分操作条件见－6、表－7、表－8

表－6 反应再生部分操作条件表

2、加热炉部分操作条件

表－7 加热炉操作条件表

3、氮气压缩机操作条件

表－8 氮气压缩机操作条件表

第六节 设备明细表 能耗

表3－8 能耗表（计算方法按SYJ1029－83规定）

设备明细表

一、 主要工艺设备表 表－10 反应器设备表

表－12 加热炉设备表（采用三台合一形式）

3．压缩机类

表－12 主要设备表

表－13 容器类设备表

表－14 冷换设备表

表－15 机泵设备表

第二章

装置开停工操作

第一节 开工准备工作

1 装置的吹扫、清洗

吹扫、冲洗的目的

通过吹扫及冲洗，清除施工过程中进入设备、管道中的焊渣、泥沙等杂物，以及管道口的油污、铁锈。对设备管道中的每对法兰和精密封点进行初步的试漏、试压。贯通流程，熟悉基本操作，暴露有关问题。

吹扫介质

装置的摇旗呐喊反应器及相应工艺管道、开工管道、燃料系统先用1.0Mpa 蒸汽吹扫，然后用净化风进行吹扫、循环水管道、净化风线用各自本身介质吹扫、冲洗。油气分离罐、粗汽油线及富气线用水冲洗。 2 热空气试运

热空气试运目的

检查全系统设备、仪表、阀门、供电等的性能和质量是否符合设计规范的要求，了解工艺参数能否达到设计要求，充分暴露系统中存在的问题，摸清工序房间之间的内存联系，为下一步负荷运行打下良好基础，确保装置一次开车成功。

赶走系统内设备管线中少量的水，达到干燥的目的。在没有催化剂和反应的情况下，模拟正常操作，培训操作人员，进行事故演习，达到锻炼队伍、提高指挥人员和操作人员的应变能力。

热空气试运程序

热空气试运前，就先做好各项准备工作。检查加热炉系统是否正常，燃料气系统是否通畅。准备工作就绪后才可将燃料气引入装置，开始热空气试运，热空气试运程序安排见下表：

表－16热空气试运程序安排表

热空气试运流程

装置反应部分和再生部分并联同时气密试压。气密试压前各岗位人员应准备好检漏工具。气密试压的压力为0.53Mpa 。气密试压时先引净化风入装置，系统憋压、进行气密试运。热空气试运流程见图2。

F101

3、催化剂及脱硫剂性能及填装 3.1 催化剂性能简介

表9催化剂性能

3.2、脱硫剂的用途及特点

HX －Z 型常温水解催化脱硫剂是以氧化铁为主要活性成份、用天然纤维类物质为载体、添加多种助催化剂复合而成的高效脱硫剂，它能将液化气、天然气、焦炉气、高炉气、煤气、半不煤气和二氧化碳等各种气源中有毒、有害、有腐蚀性的H2S （硫化氢）、硫醇类有机硫、COS （硫氧化碳）、CS2（二硫化碳）、硫醚、噻吩等硫化物能有效地脱除，对氮氧化物、氰化物也具有明显的效果，是目前国内唯一的综合性脱硫剂。

HX －Z 型常温水解催化脱硫剂有很高的活性和硫容，并有苛刻条件下具有耐高水汽、少量碳黑和煤焦油之特性，能有常温、常压或加压条件下保持较高活性与硫容，具有阻力降小，适用性广，操作方便，能连续或间隙再生特点。 （1）物理性质

外观：叶片状或∮4－8柱状，黑褐色。 堆比重：0.8Kg 左右/升 空隙率：50~60% PH 值：8~11 正常工艺条件 温度：10~40℃ 压力：常压~2.0Mpa 空速：常压：300~700h-1

加压：700~1000h-1 装填高度/塔径：＞3

入口H2S 量：100~2000mg/m3,H2S转化吸收率%：＞99.9%,工作硫容：35~60%(wt)。 入口RSH 量：100~1500mg/m3,RSH转化吸收率%：95~99%，工作硫容：35~50%(wt)。 催化剂及脱硫剂的填装 3.2.1催化剂填装的技术要求

催化剂填装要求保证催化剂及反应器清洁干燥，要在天气晴朗的情况下进行填装工作。填装现场及用具必须清洁干净。催化剂填装前必须筛选，不得将破碎催化剂及杂物装入反应器内。 3.2.2催化剂的填装程序

(1)应器底部先铺∮15瓷球，填装时高出封头0.10m 。 (2)底部瓷球上铺不锈钢隔离网。（12－14目）。

（3）将过磅称好的催化剂装入反应器，催化剂填装尺寸要准备，且填装均匀、平整，保证足够的堆密度。填装时抛洒高度不大于0.5m 。

（4）在填装好的催化剂上铺不锈钢隔离网（12－14目）。

（5）在上部隔离网上铺∮15瓷球，填装高度为0.10m 。 催化剂填装时应参照反应器结构示意图－图1。 脱硫剂填装

1、硫塔的炉篦板上先铺上两层孔眼1mm 的不锈钢丝网。 2、在钢丝网上铺上一层100mm 的∮10－20的耐火球。

3、用专用工具，使脱硫剂能均匀地装填在塔中心和周围，倾倒脱硫剂时，下落高度应尽量低些。 4、为了使脱硫剂均匀平整，有时需要人在塔内进行工作，此时须先在脱硫剂上铺上木板，操作人员应踩在木板上操作。

5、塔顶脱硫剂表面要铺上两层钢丝网和100mm 厚的∮10－20mm 耐火球，以防止气流吹散脱硫剂。 6、脱硫剂应分层装填，每层以0.7－1m 高度为宜。 4、催化剂的活化

催化剂的活化剂在使用前必须经过升温活化，脱去吸附杂质及水分。催化剂床层活化升温通过控制加热炉出口温度来实现。活化介质为净化风，活化升温流程与热空气试运流程基本相同，只是在反应器入口温度达到400℃后再将干燥器切入活化流程。催化剂床温升温也可加热炉熄火，停再生气压缩机，催化剂床层自然降温待用。

第二节 开工步骤

空气循环升温

净化风由再生系统流量计FT －201处给风，开压缩机建立循环。炉F101、102点火，催化剂床层升温速度为30℃/h空气循环升温流程如下：

当反应器入口温度升至400℃时，停再生压缩机，加热炉熄火。 2、氮气吹扫

氮气吹扫时，加热炉E101、102点长明灯，冷凝冷却准却器适当给上冷却水，防止低温设备及低温管线因超温而毁坏设备。 吹扫流程如下： （1）油系统

泵P101A/B出口给氮气→管P1003→E101A/B管P1006→E102→管P1007→F101→管P1008→R101A →管P1011→F102→管P1009R101B/C→管P1018→E102→管P1020→E101A/B→管P1012→103有A/B→管P1022→V102→管P1024→泵P102A/B→管P1025→阀组前放空阀排空。 （2）放火炬系统

R101ABC →管FLG1004→E106→管FLG1010→ →→→V106→管FLG1012→阀组前放空

101管→P1029→SC101→管FLG1007→ ↑

R101B →管P1030→SC102→管FLG1008→管FLG1001→

R101C →管P1031→SC103→管FLG001→ 阀排空。

（3）污油系统

R101ABC →管LSO1001→E107→管LSO1008→V107→放空。 （4）富气管线

V102→管P1023→阀组前排空阀放空。 （5）再生系统氮气吹扫

流量计FT201处给氮气→TPN21002→V103→管N21004→D102→管N21003→D104→管N21007→E104→管N21008→F103→管N21009→R101ABC →管N21014→E104→管N2015→E105→排空。 3、在反应器出口、V102、再生烟气取样处采样分析氧含量，当系统氧含量小于0.5%时，启动再生气压机建立氮气升温循环，反应加热炉升温。 4、正式进料，生产转入正常

（1）当R101AB 床温的最低温度高于250℃时，切料V104至E101跨线（切断后加盲板），启动原料泵进料，把初始进料量控制在105t/h左右，原料油经E101、E102进F101，富气放火炬稍开，以防系统憋压。

(2)当F101出口温度及R101床层温度出现明显下降时，此时停C102，迅速切断E104后至F101前跨线及V101至C102入口跨线（切断后加盲板），开大富气放火炬阀。 （3）启动P101压控，调整F101、F102操作，使R101AB 入口温度达400℃。

（4）当V1002有液位时，启动泵P102AB 将粗汽油经循环线返回罐区，待化验分析粗汽油送至催化联系，将富气送至催化装置。

（5）缓慢将进料量提至2.5t/h，待操作平衡时，同催化联系，将富气送到催化装置，切断富气放火炬阀。

第三节 停工步骤

停工目的

工艺管线和各种设备经过长期运行，都存在有腐蚀、疲劳、结垢、泄漏以及暗藏的隐患问题，直接影响装置的生产效率和安全，因此需要停工检查、检修和清扫。

1、停工要求

（1）坚持安全第一，服从统一指挥，各部门，周密组织，密切配合。 (2) 在停工前和停工过程中装置暴露的问题应进行统计、挂牌。 （3）停工退油必须干净，吹扫蒸汽务必彻底，不留死角盲肠。

（4）反应部分及气压机必须用氮气吹扫，吹扫干净后应将反应吕切断，严防吹扫管道时蒸汽社会秩序反应器内，破坏催化剂活性。其它部分吹扫时遵循常规吹扫原则。 2、停工程序

（1）反应系统停原料油泵，切断进料。由泵出口给氮气向反应器内吹扫。 （2）芳构化富气改放火炬线。V102料位抽空后，停粗汽油泵P102。

（3）反应器内的油气赶尽后，将反应器分别切入再生系统再生，以备开工时用， （4）反应系统加热炉熄火降温。 （5）冷换设备及相应工艺管道吹扫。

（6）反应器催化剂再生完毕后，装置进入全面检修。

第三章

反应再生岗位操作法

第一节 开工操作

1、2、3、4、（见第二章开工步骤）

5、当反应器R101A 、B 床层入口温度达到460℃时，将R101A 切出反应回路，同时将原料油改进R101B ，且将R101C 切入反应回路，使之作为第二反应器与R101B 串联，此时应及时调整F102的炉出口温度，使得R101C 的床层入口温度为400℃。正常反应及切换时操作状态如下： a R101A 为前反应器，的R101B 为后反应器，R101C 处于等待状态时阀的开关情况。

（1） R101A 中A02、A05、A09、A11、A12、A13开，A01、A03、A04、A06、A08、A10、A14、

A15、A16、A17关。

（2） R101B 中B01、B04、B08、B09、B10、B12、B13开，B02、B03、B05、B06、B07、B11、

B14、B15、B16、B17关。

（3） R101C 中工C07、C08、C09、C10、C11、C12、C13开，其他阀门处于关闭状态。 B R101A 切出反应回路，R101C 切入反应回路时操作转换情况。 （1） 关C07、C11，开C01、C04，将的R101C 切入反应回路。 （2） 关B10，开B05，关B04，开了B11，将R101B 与R101C 串联。 （3） 关B08，开B02，关B01，开B07。

（4） 关A02，开A08关A05，开A10，将R101A 切出反应回路。

（5） 关A13，开A14，将R101A 内油气减压放尽，，然后R101A 入口给氮吹扫，开A15、A16。

（6） 赶尽R101A 内油气后，关闭A15，A16，A14，开A13，然后将其切入再生系统，关A09，

开A03，关A12，开A06，R101A 进行再生。

（7） R101A 再生完全后，关A03，开A09，开A12，将R101A 切出再生系统。

（8） R101A 入口给氮，开A15、A16，同时开A17，将反应器和管道内的含氧氮气赶尽，使氮气

中含氧

（9） R101A 处于等待状态。

C 当R101B 需要进行再生时，按b 中的步骤逐步切入的R101B ，切入R101A ，然后切入反应回路中进行下一周期。

R101C 切入反应回路时，升温方案有两种：（1）切入反应回路建立氮气循环，利用热氮气升温至400℃。在实际操作中，应以实施后者为宜。

第三节 正常操作 1、反应部分操作原则

反应岗位是装置的核心，对装置的生产平稳和产品质量影响很大。因而反应岗位操作员一定要保证操作平稳，确保产品质量。平稳操作应遵循以下几个原则： （1） 正常操作状态下，保证进料量稳定。

（2） 严格控制反应器的入口温度，波动范围应不超过2℃。前反应器入口温度的升温范围为460

－530℃；后反应器入口温度的升温范围为400－460℃。

（3） 及时监测中间液体产物及粗汽油的芳烃含量，根据分析结果调整操作。中间液体产物芳烃含

量的控制指标为23+2m%，若达不到指标则提高前反应器的入口温度。粗汽油的芳烃含量控制指标为40－44m%，若达不到指标则提高后反应器入口温度。前后反应器的入口温度每次提高3－5℃为宜。（芳烃含量的控制指标最终以汽油辛烷值为依据）。

（4） 当前后反应器的入口温度达到530℃和460℃时，若所得粗汽油的芳烃含量达不到控制指标，

则认为一个操作周期结束。此时，反应系统应切换程序见装置开工一节。

（5） 控制好气液分离罐液位及V102压力，保证吸收稳定系统的平稳操作和产品质量。 2、再生岗位操作应遵循以下几个原则：

（1） 反应器内的催化剂经过一段时期的运转，表面生焦积炭而失活，需要通过烧焦再生以恢复催

化剂的活性。催化剂再生是一个高温过程，再生温度由再生加热炉控制。再生过程是在一定氧含量的N2闭路循环中进行的。（反应器入口温度）为400℃，起始氧含量为0.5%。催化剂再生时，床层热点温度不得超过530℃。随再生时间的延长，若催化剂床层无热点出现提高入口温度及入口气体的氧含量。操作时应先提温，稳定一定时间后再提高再生气氧含量。每

次提温幅度为10℃，氧含量每次提高0.5个百分点。

（2） 再生时应密切监控床层温度，严禁再生时发生超温事故，损坏设备及催化剂。若发生床层超

温应迅速停止补入空气，必要时再生加热炉降温。

（3） 定时分析反应器入口和出口气体氧含量一致且保持不变时，认为催化剂再生完全。 （4） 催化剂再生完全后，须将反应器内含氧气体置换为氮气，而后切出再生系统备用，停再生加

热炉、再生气压缩机。

（5） 催化剂再生期间，必须将脱硫器，干燥器切入再生回路，且注意定时检查再生气分液罐液位，

及时排水，以防将水带入反应器内，损坏催化剂。

3、脱硫器的操作

（一）主要影响脱硫剂的因素 （1） 进口气含氧量

HX －Z 脱硫剂的脱硫过程与气体中氧含量有关，一般要求气体中有0.05%以上含量的氧气，如气体中不含氧，可在气体中补加0.1－0.3%r氧气。 （2） 进口气含硫呈

为了延长脱硫剂的使用寿命，要求硫醚、硫茂、噻吩等有机硫越少越好。 （3） 进口气水份含量

脱硫剂中水份起介质作用，其用量以10－15%为宜。使用中要求气体中带有少量目H 2O 蒸汽，以抑制气流将脱硫剂中水份带走，但不宜使用大量H2O 蒸汽在床层冷凝而造成微孔堵塞。

（二）投运

（1） 用原料气置换系统，待出口气与进口气成份相同后认为合格。

（2） 若脱硫剂用在加压系统中，应进行逐步升压，升压速率应控制在每分钟0.05Mpa 左右，直至

达到操作压力。

（3） 升压结束后，先进行1－2hrs 半负荷生产，以调整压力和空速，待操作稳定后，再逐步加大

负荷，转入正常生产。

（三）、停运 （1） 临时停车

关闭进、出口阀，切断原料气，保压，为了防止系统漏气，必要时可用氮气保压。 （2） 更换脱硫剂停车

用原料气降压至常压，关闭脱硫塔进、出口阀，使之与生产系统隔离。 3、干燥剂再生操作

（1） 当再生烟气露点高于－25℃时，干燥剂需要再生。

（2） 干燥剂再生温度控制在200℃，再生加热时间为5小时。 第三节 停工步骤

1、根据上级通知，联系机泵、加热炉、压缩机等岗位准备反应器再生工作及停工准备工作。 2、停原料泵P101A ，B ，切断进料。V102 液位抽空后，停粗汽油泵P102A 、B 芳构化富气改放火炬线，停E103A/B，E105、E106、E107冷却水。

3、由泵P101/A、B 出口给氮气向反应器吹扫，把反应器油退至V101，通过不合格油线退回罐区。

4、反应器内油气赶尽后，将反应器分别切入再生系统再生，以备下一次开工时使用。 5、反应器催化剂再生完毕后停E104冷却水。

第四节 反应－再生岗位异常现象及处理 1、反应温度急剧上升

原因：（1）原料泵不上量，造成加热炉出口温度急剧上升。

（2）瓦斯白发三千丈气压力突然增高，造成加热炉出口温度上升过快。 处理：（1）切换备用泵，调节进料量，必要时炉熄火。 （2）联系加热炉，降低出口温度。

2、反应温度急剧下降。

原因：加热炉瓦斯供应中断或压力过低，造成加热炉突然熄火。

处理：联系加热炉重新点火升温，若熄火时间过长，降低原料泵进料量或切断进料。 3、反应器压力升高。

原因：（1）原料进料量不稳，进料增大。 （2）催化富气压缩机出现故障。

处理：（1）稳定进料量，把进料流量控制在规定的范围内。 （2）V102富气流程必放火炬系统放空。

4、再生温度超温。

原因：（1）炉F101炉出口温度超温。

（2）再生时补充空气过量，烧焦放热反应过急。

处理：（1）联系加热炉，降炉出口温度。 （2）适当减少空气补充量。

5、催化吸收稳定岗位出现故障。

处理：（1）粗汽油改进循环线经不合格油线退回罐区。 （2）富气改放火炬系统放空。

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6、停电。

（1） 现象：所有电动设备停运，照明灯熄火。

（2） 处理：

1）按各泵“停止”按钮，关闭出口阀。

2）加热炉视情况熄火，反应切断进料，询问停电时间长短，如果停电时间长，要用氮气把反应

油气退干净。

3）来电后，按正常开工步骤开工。

4）局部停电，根据具体情况处理。

7、停水

（1） 现象：冷却水表指示为零，冷却器冷后被冷却介质温度过高。

（2） 处理：加热炉视情况熄火，反应切断进料，反应粗汽油退至地下缸或V101，弄清停水时间长

短，若停水时间长，要用氮气把反应器油气压退干净。

8、停风

（1） 现象：风罐V109压力表指示为零，各气动仪表均无指示。

（2） 处理：

1）各调节阀改走副线，控制好泵流量和反应器入口温度。

2）操作室各流量、液面等指示失灵，必须到现场检查调节，尽快稳定操作。

3）来风后，逐步启用各自控仪表。

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