石脑油芳构化操作作业规程.doc

芳构化操作规程

第一章 概述
第一节　本装置生产任务及特点
伴随中国淘汰70＃汽油、全方面实现汽油无铅化进程加紧，对于加工步骤简单炼油厂，怎样处理低辛烷值汽油组份深加工问题必将成为技术改造关键。
轻烃芳构化技术是近十年来发展起来一个新石油化工工艺技术，其特点是利用非贵金属改性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。和现在炼油厂采取催化重整工艺相比，该技术含有以下多个特征：（1）使用沸石催化剂含有一定抗硫、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，基础建设投资少，所以，芳构化技术开发应用立即成为继催化重整技术以后又一项生产石油芳烃或高辛烷值汽油组份新工艺。
多年来，中国石化集团企业洛阳石化工程企业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研究开发工作，形成了自己专有技术，并拥有两项发明专利（ZL93102129.4）。由洛阳石化工程企业炼制研究所等单位共同研究开发劣质汽油芳构化改质技术已于1998年1月经过了中国石化集团企业（原中国石化总企业）组织技术判定。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1.0×104t/a芳构化改质工业示范装置在沈阳新民蜡化学品试验厂投入运行。该装置运转结果达成了预期目标（即液化石油气+汽油≥90%(wt);汽油ROM≥90），证实芳构化改质技术可靠和可行性，含有了工业应用条件。
现在，广西田东石油化工总厂是一个加工原油18万吨小型炼厂。在国家强制取消70＃汽油生产和销售后，该厂将有2万吨直馏汽油无法作为汽油调和组分出厂，所以，采取洛阳石化工程企业开发劣质汽油调和组分出劣质汽油芳构化改质技术就能很好地处理这一问题。

第二节 生产基础原理及技术概述
2.1 轻烃芳构化化学反应机理
轻烃分子在HZSM－5分子筛催化剂上反应较为复杂，通常认为包含裂化、齐聚、环化和脱氢四个关键步骤。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，经过脱氢转移生成芳烃。因为受到分子在HZSM－5沸石上芳构化产品分布相近。
烃分子在HZSM－5沸石孔道内裂化反应遵照正碳离子反应，但因为HZSM－5沸石上芳构化反应是一个择形催化过程，烃分子在这种沸石上裂化不一样于通常裂化规律。因为孔道开口及孔道内扩散空间约束，直链更轻易靠近内表面酸性中心而优先裂化。如不一样结构烷烃裂化速率大小次序为：
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反应历程，能够描述为图1所表示过程。
　　　　　　　+　　　　　　　　　　　　 →
　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影响
HZSM－5催化剂对多种轻烃原料芳构化全部有很好适应性，不过原料组成对芳构化过程仍存在一定影响，关键表现在以下多个方面。
原料组成愈不饱和和碳数愈多，则愈轻易转化为芳烃。碳数相同烃类转化为芳烃时，芳构化反应所需要强度按下列次序增加：
双烯<<烯烃<<环烷烃<<烷烃
原料性能强烈地影响催化剂失活速率。缺氢原料更易结焦，而造成催化剂失活速率愈加快，缩短了催化剂寿命。
烷烃原料芳构化是高度吸热反应，而烯烃原料芳构化过程，依据非芳构化物组成，可能是放热反应，反应中产生氢气愈多则吸热性愈强，将原料掺合到一定氢含量水平，可使芳构化在近于热平衡(吸、放热相等)情况下进行。
2.3轻烃芳构化催化剂开发
轻烃芳构化催化剂发展关键经历两个阶段：HASM－5及其金属改性分子筛催化剂和杂沸石筛催化剂。
轻烃芳构化过程早期研究是采取HZSM－5型分子筛催化剂。以后，为了填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通常见Zn或Ca。为了改善催化剂稳定性，中国外开发了添加第二改性组分催化剂，其中铂锌、铂锌镓等催化剂单程寿命达200小时，不过铂加入提升了催化剂生产成本。现在将Ni或AI作为第二改性金属，也取得了很好效果：不仅能增加催化剂稳定性，而且还能改善催化剂活性和选择性。［
经过多年努力，洛阳石化工程企业炼制研究所开发出LAC系列芳构化催化剂，适适用于直镏汽油芳构化性质装置，取得满意工业试验结果。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型芳构化催化剂含有良好活性、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影响
影响轻烃芳构化反应需要足够高反应温度。不一样原料，所需最低温度相差很大，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吸热反应。从化学热力学方面考虑，提升反应温度有利于芳烃产率增加，使产品中芳烃含量一直保持较高水平；从化学动力学方面考虑，提升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。不过过高反应温度促进热裂化等副反应加剧，造成干气和焦炭产率增加。所以，芳构化反应温度选择400－530℃为宜。
进料空速大小，对装置处理量越大，所以装置相对投资费用和操作费用就越低。不过进料空速越大，反应物料在催化剂床层内停留时间就越短，化学反应就不能充足进行。综合考虑各方面原因，选择进料空速为1.0h-1左右比较适宜，这么，在产品分布较合理情况下，催化剂又含有较长单程运转周期。
经典脱氢环化反应或脱氢环化二聚反应全部不能在压力下运行，因为它们对氢分压是十分敏感。而HZSM－5催化剂上芳构化反应，则在较高压力下操作并无有害影响，不过通常全部在常压下或低压下进行。
第三节 工艺步骤说明
芳构化改质装置工艺步骤见附图。
3.1反应部分
因为直镏汽油芳构化改质反应为强吸热反应，需采取分段加热　方法实现整个反应过程。反应部分采取了两台加热炉，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对应跨线，使三台反应器以一定形式串联使用，从而达成分段反应目标，芳构化装置采取模拟移动床循环反应再生方法实现连续操作，反应器中两台反应，一台再生。该装置反应系统步骤特点为：每个操作周期前反应器均是采取前一周期未经再生后反应器。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候状态。
自装置外来经原料泵（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
　　　　芳构化催化剂再生部分采取氮气中配空气方法对失活催化剂进行烧焦再生。因为再生气需要干燥及脱硫，所以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，并补进一定量空气，以确保再生气氧含量。自系统来氮气和净化压缩空气(补充用)按百分比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）和循环气体换热后，进入再生气换热器（E104）和循环气体换热后，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）和再生气换热后，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，并依据反应器床层温度改变情况，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步骤切换为干燥剂再生步骤，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。升压后再生气经再生气换热器（E104）和循环气体换热后，进入再生气加热炉（F103）加热至200℃后，进入再生气干燥器（D102）脱除干燥剂吸附水份。从干燥器出来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 芳构化装置产品分布及性质
本芳构化装置目标产品为高辛烷值汽油及液化石油气，同时副产少许干气可作为料气使用。本装置生产90＃无铅汽油产品分布及物料平衡见表－3。本装置生产90＃无铅汽油性质见表－4，生产装置产品、中间产物及工艺指标分析项目次见表－5。

表－1　　　球形3A分子筛技术条件
指标名称
Ф1.5-1.7
Ф3.0-3.3
一级品
合格品
一级品
合格品
磨耗率, % ≤
0.40
0.60
0.40
0.60
堆积率，g/ml ≥
0.68
0.60
0.68
0.60
粒度，% ≥
96.0
95.0
96.0
95.0
静态水吸附，% ≥
20.0
19.0
20.0
19.0
抗压强度, (N/颗) ≥
44.0
59.0
静态乙烯吸附，mg/g ≤
3.0
包装品含水量，% ≤
1.5

表－2田东原油直镏汽油性质

项目
田东直镏汽油
密度/kg.m-3
溴价/gBr.(100g)-1
胶质/mg.(100ml)-1
腐蚀/(Cu,50℃,3h)
诱导期/min
硫/μg.g-1
氮/μg.g-1
馏程/℃
　　　　IBM
　　　　10%　
　　　　50%
　　　　90%
　　　　FBP
740.4
0. 68
7.0
1a
>480
34
<5

62.0
95.0
119.0
144.0
172.5

表－3　芳构化装置生产90＃无铅汽油产品分布及物料平衡
　　　项目
90＃汽油生产方案
干气/m%
H2m%
CH4/m%
C2H6/m%
液化气m%
C3H8/m%
C3H6/m%
C4H10/m%
C4H8/m%
液体收率/m%
焦炭＋损失、同%
　　　　6.65
　　　　0.81
1. 61
2. 20
18.81
10.33
3. 35
　　　　3.92
　　　　1.20
　　　　73.28
　　　　1.27

表－4　90＃无铅高辛烷值汽油性质
项目
90＃汽油性质
密度/kg.m3
胶质/mg.(100ml)-1
腐蚀（Cu,50℃，3h）
诱导期/min
芳烃/m%
RON
MON
镏程/℃
IBP
10%
50%
90%
FBP
784
4. 6
1a
>480
43.84
90.2
81.0

44.0
89.0
122.5
157.0
202.0

表－5　　生产控制分析
样品名称
分析项目
分析次数
备注
直镏汽油
比重、镏程
三天一次

反应中间油、粗汽油
折光率、芳烃含量
每班二次

稳定汽油
比重、镏程、蒸汽压
折光率、芳烃含量
辛烷值
天天一次
每班二次
三天一次
辛烷值开工初级每班一次
富气
组成份析
天天一次

再生烟气
组成份析
每班一次
再生周期采样
露点
每七天期一次
再生周期采样
第五节 关键操作条件

1. 反应再生部分操作条件见表－6、表－7、表－8

表－6　　　反应再生部分操作条件表
项目
反应
再生
反应温度℃
400-530
530
压力Mpa(绝)
0.55
0.55
空速　　h-1
进料重量空速　0.5

2、加热炉部分操作条件

表－7　加热炉操作条件表
条件
项目
入　　口
出　　口
温度℃
压力（表）MPa
温度
压力（表）
原料加热炉F101
225
0.6
530
0.45
中间产物加热炉F102
470
0.4
530
0.35
再生加热炉F103
420
0.46
530
0.36
3、氮气压缩机操作条件

表－8　氮气压缩机操作条件表
排气量（标）m3/h
温　　度　℃
压力（表）Mpa
3200
入口　
出口
入口
出口
40

0.15
0.45

第六节 设备明细表
能耗
表3－8　　能耗表（计算方法按SYJ1029－83要求）

序号

项　目
消　　耗　　量
燃料低热值或能耗指标
总能耗　　 ×104MJ/a
单位能耗×MJ/a
单位耗量
小时耗量
年耗量
单位
数量
单位
数量
单位
数量
单位
数量
1
　　　2
3
4
5
6
7
8
9
10
11
12
1
循环水
T/t
20
T/h
50
×104t/a
40
MJ/t
4.19
167.6
83.3
2
电
Kwh/t
22
Kwh/t
55
×104
kwh/a
44
MJ/kwh
12.56
552.64
276.32
3
0.8Mpa
T/t
0.12
T/h
0.3
×104t/a
0.24
MJ/t
3181.97
763.67
381.84
4
净化压缩空气
M3/t
20
M3/h
50
×M3n/a
40
MJ/M3n
1.67
83.5
33.4
5
燃料气
M3/t
63.2
M3/h
158
×M3n/a
126.4
MJ/M3n
27.05
3419.12
1709.56

小计

2484.92

(59.35×104kcal/t)
设备明细表
一、 关键工艺设备表
表－10　　　反应器设备表
序号
设备名称
设备编号
设备规格
介质名称
操作条件
数量
总重
t
材质
温度℃
压力
Mpa(A)
1
芳构化反应器
R101A，B
Ф1200×3950（切线距）
内装芳构化催化剂10.88m3
直镏汽油，干气，液化石油气，粗汽油
530
0.55
3
13.5
15CrMoR
2
再生气脱硫器
D101
Ф1200×4400（切线距）
内装脱硫剂
氮气，空气，二氧化硫
40
0.25
1
2.4
20R
3
再生气干燥器
D102
Ф1200×5400（切线距）内装干燥剂4.75M3
氮气，空气
230
0.35
1
2.8
20R

小计

5

表－12　　　　加热炉设备表（采取三台合一形式）
序号
设备名称
设备编号
设备规格
介质名称
操作条件
数量
总重t
材质
温度℃
压力Mpa(A)
1
原料加热炉
F101
Q＝590kw
直镏汽油
530
0.55
1

2
中间反应产物加热炉
F102
Q=115kw
反应产物
530
0.55
1

2
再生气加热炉
F103
Q=162kw
再生气
530
0.55
1

小计

3

3．压缩机类
　表－12　　　　　关键设备表
序号
设备名称
设备编号
设备规格
流量
m3n/h
介质名称
操作温度℃
操作压Mpa(A)
数量
轴功率
KW
电机功率
KW
入口　
出口
入口
出口
1
气体压缩机
C101A，B
原催化压缩机
2100
富气
40
0.15
0.15
1.35
2
~85
110
2
再生气压缩机
C102

3200
再生气
40
0.25
0.25
0.55
1
~110
132
表－13　　　　容器类设备表
序号
设备名称
设备编号
设备规格
介质名称
操作条件
数量
总重
t
材质
温度
℃
压力Mpa
1
原料油缓冲罐
V101
Ф1200×3000（切线距）卧式
直镏汽油
40
常压
1
2.0
Q235－A
2
气液分离罐
V102
Ф800×3000（切线距）卧式
液化气，汽油
40
0.35
1
1.2
Q235―A
3
再生气分液罐
V103
Ф1000×3000（切线距）卧式
再生气
40
0.25
1
1.5
20R
4
再生气压机出口缓冲罐
V104
Ф1000×3000（切线距）卧式
再生气
146
0.55
1
1.5
20R
5
燃料气分液罐
V105
Ф500×2900×6（切线距）立式
燃料气
40
0.7
1
0.5
Q235－B
6
放空分液罐
V106
Ф1000×3000（切线距）卧式
汽油
230
0.20
1
1.5
20R
7
污油罐
V107
Ф500×（切线距）卧式
污油
240
0.4
1
0.8
20R
8
0.8Mpa蒸汽分水
V108
Ф500×1720　立式
蒸汽
300
0.8
1
0.5
20R
9
净化空气罐
V109
Ф1200×4100×10　　立式
空气
40
0.6
1
1.8
20R

9

表－14　　冷换设备表
序号
设备名称
设备编号
设备规格
介质名称
操作条件
数量
总重
t
材质
备注
温度℃
压力Mpa(A)
1
原料油反应产物换热器
E101A，B
AES400-2.5
-15-3/25-2
管程：反应产物
400
0.41
2
3
10/16MnR
两台串联
壳程：原料油
180
0.8
2
原料油
汽化器
E102
BIU500-4.0/
2.5-25-3/25/4
管程：反应产物
500
0.5
2
2
15CrMo/16MnR

壳程：原料油
225
0.7

3
反应产物
冷却器
E103A，B
BES500-1.0-
55-6/25-4
管程：循环水
40
0.5
2
5.5
10/16MnR
两台串联
壳程：反应产物
200
1.17

4
再生气
换热器
E104
Ф600×6000，
A＝90（B＝600）
管程：再生气
530
0.35
1
4.5
15CrMo/16MnR

壳程：再生气
420
0.55

5
再生气
冷却器
E105
AES400-1.0-
40-6/19-4
管程：循环水
40
0.5
1
2.1
10/16MnR

壳程：再生气
261
0.31

6
放空气体
冷却器
E106
BIU400-4.0/
4.0-25-3/19-2
管程：循环水
40
0.5
1
1.8
10/15CrMoR

壳程：放空气体
530
0.25

7
再生气
冷却器
E107
BUI400-4.0/
4.0-25-3/19-2
管程：循环水
40
0.5
1
1.8
10/15CrMoR

壳程：再生退料
530
0.5

表－15　　　机泵设备表
序号
机泵名称
编号
进口压力
Mpa（A）
温度℃
介质密度kg/m3
流量m3/h
扬程m
介质
数量
泵型号
电机型号
1
原料油泵
P101A，B
0.1
40
724
3.49
175

2
XDF5-25×7
YB132S2-2W
2
粗汽油泵
P102A，B
0.2
40
712
2.08
225

2
XDF2-25×9
YB160M1-2W

小计

4

第二章 装置开停工操作
第一节 开工准备工作
1　装置吹扫、清洗
1.1 吹扫、冲洗目标
经过吹扫及冲洗，清除施工过程中进入设备、管道中焊渣、泥沙等杂物，和管道口油污、铁锈。对设备管道中每对法兰和精密封点进行初步试漏、试压。贯通步骤，熟悉基础操作，暴露相关问题。
1.2 吹扫介质
装置芳构化反应器及对应工艺管道、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
2.1 热空气试运目标
检验全系统设备、仪表、阀门、供电等性能和质量是否符合设计规范要求，了解工艺参数能否达成设计要求，充足暴露系统中存在问题，摸清工序之间内存联络，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许水，达成干燥目标。在没有催化剂和反应情况下，模拟正常操作，培训操作人员，进行事故演练，达成锻炼队伍、提升指挥人员和操作人员应变能力。
2.2 热空气试运程序
热空气试运前，就先做好各项准备工作。检验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
项目
关键操作要求
时间h
气密试压
小时内压降≯0.05Mpa
24
建立N2循环压缩机负荷试运
出口温度升至580℃升温速度（15－30℃）/h
12
加热炉升温空气试运
确保人身安全
48
事故演练
确保人身安全
24
降温降压试运结束
降温速度40℃/h
降压速度0.05Mpa/h
12

2.3 热空气试运步骤
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。热空气试运步骤见图2。

F101　

3、催化剂及脱硫剂性能及填装
3.1 催化剂性能介绍
表9催化剂性能
外观
白色
堆密度/kg.m-3
680－700
比表面/m2.g-1
265.8
孔容/ml.g-1
0.24
轴向强度N.cm-1
100－140

3.2、脱硫剂用途及特点
HX－Z型常温水解催化脱硫剂是以氧化铁为关键活性成份、用天然纤维类物质为载体、添加多个助催化剂复合而成高效脱硫剂，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多种气源中有毒、有害、有腐蚀性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、氰化物也含有显著效果，是现在中国唯一综合性脱硫剂。
HX－Z型常温水解催化脱硫剂有很高活性和硫容，并有苛刻条件下含有耐高水汽、少许碳黑和煤焦油之特征，能有常温、常压或加压条件下保持较高活性和硫容，含有阻力降小，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~mg/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)。
催化剂及脱硫剂填装
3.2.1催化剂填装技术要求
催化剂填装要求确保催化剂及反应器清洁干燥，要在天气晴朗情况下进行填装工作。填装现场及用具必需清洁洁净。催化剂填装前必需筛选，不得将破碎催化剂及杂物装入反应器内。
3.2.2催化剂填装程序
(1)反应器底部先铺∮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，确保足够堆密度。填装时抛洒高度小于0.5m。
（4）在填装好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。
催化剂填装时应参考反应器结构示意图－图1。
脱硫剂填装
1、硫塔炉篦板上先铺上两层孔眼1mm不锈钢丝网。
2、在钢丝网上铺上一层100mm∮10－20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，下落高度应尽可能低些。
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∮10－20mm耐火球，以预防气流吹散脱硫剂。
6、脱硫剂应分层装填，每层以0.7－1m高度为宜。

4、催化剂活化
催化剂活化剂在使用前必需经过升温活化，脱去吸附杂质及水分。催化剂床层活化升温经过控制加热炉出口温度来实现。活化介质为净化风，活化升温步骤和热空气试运步骤基础相同，只是在反应器入口温度达成400℃后再将干燥器切入活化步骤。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空气循环升温步骤以下：
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，冷凝冷却器合适给上冷却水，预防低温设备及低温管线因超温而毁坏设备。
吹扫步骤以下：
（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N→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，开启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床温最低温度高于250℃时，切料V104至E101跨线（切断后加盲板），开启原料泵进料，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床层温度出现显著下降时，此时停C102，快速切断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）开启P101压控，调整F101、F102操作，使R101AB入口温度达400℃。
（4）当V1002有液位时，开启泵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络，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，同催化联络，将富气送到催化装置，切断富气放火炬阀。
第三节　　　　　　停工步骤
停工目标
工艺管线和多种设备经过长久运行，全部存在有腐蚀、疲惫、结垢、泄漏和暗藏隐患问题，直接影响装置生产效率和安全，所以需要停工检验、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，亲密配合。
(2) 在停工前和停工过程中装置暴露问题应进行统计、挂牌。
（3）停工退油必需洁净，吹扫蒸汽务必根本，不留死角盲肠。
（4）反应部分及气压机必需用氮气吹扫，吹扫洁净后应将反应器切断，严防吹扫管道时蒸汽串入反应器内，破坏催化剂活性。其它部分吹扫时遵照常规吹扫标准。
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料位抽闲后，停粗汽油泵P102。
（3）反应器内油气赶尽后，将反应器分别切入再生系统再生，以备开工时用，
（4）反应系统加热炉熄火降温。
（5）冷换设备及对应工艺管道吹扫。
（6）反应器催化剂再生完成后，装置进入全方面检修。
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床层入口温度达成460℃时，将R101A切出反应回路，同时将原料油改善R101B，且将R101C切入反应回路，使之作为第二反应器和R101B串联，此时应立即调整F102炉出口温度，使得R101C床层入口温度为400℃。正常反应及切换时操作状态以下：
a　R101A为前反应器，R101B为后反应器，R101C处于等候状态时阀开关情况。
（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，其它阀门处于关闭状态。
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R101C切入反应回路。
（2） 关B10，开B05，关B04，开了B11，将R101B和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，将反应器和管道内含氧氮气赶尽，使氮气中含氧<0.5%，关闭A15、A16、同时关闭高点放空阀A17。
（9） R101A处于等候状态。
C当R101B需要进行再生时，按b中步骤逐步切入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、反应部分操作标准
反应岗位是装置关键，对装置生产平稳和产品质量影响很大。所以反应岗位操作员一定要确保操作平稳，确保产品质量。平稳操作应遵照以下多个标准：
（1） 正常操作状态下，确保进料量稳定。
（2） 严格控制反应器入口温度，波动范围应不超出2℃。前反应器入口温度升温范围为460－530℃；后反应器入口温度升温范围为400－460℃。
（3） 立即监测中间液体产物及粗汽油芳烃含量，依据分析结果调整操作。中间液体产物芳烃含量控制指标为23+2m%，若达不到指标则提升前反应器入口温度。粗汽油芳烃含量控制指标为40－44m%，若达不到指标则提升后反应器入口温度。前后反应器入口温度每次提升3－5℃为宜。（芳烃含量控制指标最终以汽油辛烷值为依据）。
（4） 目前后反应器入口温度达成530℃和460℃时，若所得粗汽油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，确保吸收稳定系统平稳操作和产品质量。
2、再生岗位操作应遵照以下多个标准：
（1） 反应器内催化剂经过一段时期运转，表面生焦积炭而失活，需要经过烧焦再生以恢复催化剂活性。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N2闭路循环中进行。（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出530℃。随再生时间延长，若催化剂床层无热点出现提升入口温度及入口气体氧含量。操作时应先提温，稳定一定时间后再提升再生气氧含量。每次提温幅度为10℃，氧含量每次提升0.5个百分点。
（2） 再生时应亲密监控床层温度，严禁再生时发生超温事故，损坏设备及催化剂。若发生床层超温应快速停止补入空气，必需时再生加热炉降温。
（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，以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，必需将脱硫器，干燥器切入再生回路，且注意定时检验再生气分液罐液位，立即排水，以防将水带入反应器内，损坏催化剂。
3、脱硫器操作
（一） 关键影响脱硫剂原因