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制氢操作规程解读

183
2020年4月19日
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第一章 装置概况
第一节 装置简介
1、概述：
为了解决焦化油品加氢精制和柴油加氢精制的氢源问题，同时满足生产清洁燃料的需要，搞好全厂气体资源的综合利用，分公司建设一套 0Nm3/h焦化干气制氢装置。该装置由中石化北京设计院设计，占地5400m2，预计于 10月建成投产，装置的外操室与控制室等建筑与50万吨/年延迟焦化装置和120万吨/年柴油加氢精制装置集中布置，装置规模为 0Nm3/h纯氢，按年开工8000小时，相当于产纯氢1.45万吨/年。
装置采用烃类水蒸汽转化法造气和变压吸附氢气提纯的工艺，该工艺流程简单，成熟可靠，产品氢气纯度高。装置由原料加氢脱硫、水蒸汽转化、中温变换、PSA氢气提纯及余热回收系统五部分组成。装置原料为净化焦化干气、重整稳定塔顶气及重整拔头油，产品为工业氢气，产量为 0Nm3/h，主要提供给全厂2.0MPa氢气管网，装置副产品为变压吸附尾气，全部用作转化炉燃料。
装置的主要设备原料气压缩机为往复式两级压缩机，一开一备；转化炉炉型结构为垂直管排顶烧箱式炉，设有Ф127×12×1250的转化炉管112根，分四排平行布置，每排28根，转化炉燃烧器设有40台，与炉管平行布置，分5排，每排8台，该燃烧器操作弹性大，燃烧适应性强，可分别或混烧高压瓦斯、中变气、PSA尾气，结构简单，便于维修，不易回火和堵塞，火焰稳定，刚直有力。
2、装置特点：
(1)利用廉价的焦化干气作为主要的制氢原料，采用一次经过式绝热加氢脱硫工艺，流程简单﹑可靠，公用工程消耗低，所得产品氢的成本低。
(2)装置的原料范围具有较强的适应性，以焦化干气作为主原料同时考虑了以拔头油作为备用原料，保证了装置的稳定可靠性。
(3)转化炉废热锅炉与转化气废热锅炉共用一台汽包，自然循环式流程，操作安全可靠并降低了能耗。
(4)转化炉总集气管采用有内衬里的冷壁式，降低了集合管的材料等级，节省了投资；
(5)采用PSA技术提纯氢气，使流程比常规法制氢简单，产品纯度高；
(6)装置内所产酸性水在装置内的汽提塔汽提后回用作装置锅炉给水或做120万吨/年加氢装置注水，降低了能耗。
(7)中变气的冷却采用将空冷与水冷合二为一的一体化流程，选用机械部鉴定经过的表面蒸发湿空冷以节省循环水量与占地。

第二节 原料及产品性质
1、原料性质：
本装置的原料有焦化干气﹑新建120万吨/年柴油加氢精制装置高、低分气和汽提塔顶气﹑60万吨/年柴油加氢精制装置高、低分气﹑催化重整脱水塔顶气、催化重整稳定塔顶气，其中前四项原料气由于含较多的H2S，故先进入焦化装置的气体脱硫部分，脱硫后干气再作为制氢装置的原料，而催化重整稳定塔顶气由于基本不含H2S，能够直接作为制氢原料。根据计算，以上原料气的量不能满足 0Nm3/h产氢的要求，故需要少量的重整拔头油作为补充原料；另外还考虑了全部使用重整拔头油作为备用原料的工况。主要原料性质如下：
焦化装置净化气
组成
V%
组成
V%
H2O
0.6825
正丁烷
1.2476
氢气
31.1025
异丁烷
0.5738
氮气
0.6933
异丁烯
1.4912
空气
0.3149
∑C5+
0.0479
NH3
0.0001
合计
100.00
甲烷
35.9547
H2S（ppm）
10
乙烯
3.
∑烯烃
7.75%
乙烷
14.1656
压力MPa
0.8
丙稀
3.0631
温度℃
45
丙烷
7.4625
流量kg/h
4828
催化重整稳定塔顶气
组成
V%
组成
V%
氢气
9.1
空气
2.79
甲烷
3.85
H2Sppm
2
乙烷
20.59
NH3
2
丙烷
51.36

异丁烷
26.6
压力MPa
1.2
正丁烷
0.96
流量Nm3/h
12.6
∑C5＋
有时少量

重整拔头油
组成
m%
组成
ng/μL
烯烃
1.90
S
98
丙烷
2.30
cl
7.3
异丁烷
5.40
芳烃m%
0.00
正丁烷
20.94
流量kg/h
571.7
∑C5＋
69.47
压力MPa
0.80

转化气组成
组成
H2
N2
CO2
CH4
CO
H2O
Σ
V%（湿）
43.88
0.14
6.00
3.00
7.86
39.02
100
V%（干）
72.08
0.23
9.86
4.92
12.91
0
100
中变气组成
组成
H2
N2
CO2
CH4
CO
H2O
Σ
V%（湿）
50
0．14
12．12
3．00
1．74
33．0
100
V%（干）
74．63
0．21
18．09
4．47
2．60
0
100
中变气压力：2.2MPa； 温度：≤40℃； 流量：29872.3Nm3/h(14622.5kg/h)。
生产负荷调整范围：30％～115％
PSA尾气组成
组成
H2
N2
CO2
CH4
CO
H2O
Σ
V%
24.26
0.62
53.36
13.01
7.67
1.08
100
PSA尾气 压力：0.05MPa； 温度：≤40℃；气量：13270Kg/h。
2、产品性质：
工业氢气 温度40℃ 压力2.1MPa
组成如下表
组分
H2
CO+CO2
CH4
O2
H2S
合计
V%
≥99.9
≤10ppm
≤0.1
≤0.1
≤0.1ppm
100
3、物料平衡：
物料平衡(按开工8000小时/年)
项目
数量
Kg/h
t/d
104t/a
备注
入方 焦化净化干气
4828
115.872
3.862

重整稳定塔顶气
22.8
0.547
0.018

拔头油
571.7
13.721
0.457

水蒸气
21286
510.864
17.029

合计
26708.5
641.004
21.366

出方 工业氢气
1814.8
43.556
1.452

尾气
13270
318.48
10.616
自用
酸性水
11623.7
278.968
9.298
回用
合计
26708.5
641.004
21.366

第三节 工艺流程及主要操作条件
1、工艺流程说明：
自装置外来的45℃，0.8MPa的净化焦化干气及重整装置稳定塔顶气与循环氢气在装置内混合，进入原料气压缩机入口分液罐D4101分液后，经过原料气压缩机K4101/1.2升压至3.2MPa后，经原料预热炉F4101升温到220℃左右进入加氢反应器R4101，在反应器中有机硫转化为H2S，烯烃加氢饱和后，反应器出口温度达到370℃，经过脱硫反应器R4102/1.2吸附其中的HCl及H2S，使总硫小于0.5ppm，氯含量小于1ppm。脱完氯﹑硫的物料气与装置自产蒸汽混合(H2O/C=3.2～3.7)在转化炉F4102的原料预热段加热到480℃～520℃进入转化炉管，原料气和蒸汽在管内催化剂作用下反应生成H2﹑CO﹑CO2及部分甲烷，转化炉出口温度为820～850℃，压力为2.7MPa，残余甲烷≤5.0%(干基)。
820～850℃的转化气在转化气废热锅炉ER4102中发生3.5MPa中压蒸汽自身冷却到340℃左右进入中变反应器R4103，转化气中的CO与水蒸气继续进行变换反应生成H2和CO2，出口CO小于3%(干基)，中变反应器出口的中变气经中变气蒸汽发生器E4105发生3.5MPa中压蒸汽后，经过中变气/脱氧水换热器E4101/1.2换热后进入第一分液罐D4103，分液后的中变气再与除盐水在中变气/除盐水换热器E4102换热，并在第二分液罐D4104分液，最后被表面蒸发湿空冷A4101冷却至40℃后进入中变气第三分液罐D4105分液，最终进入变压吸附单元。
中变气在PSA单元中经物理吸附，在吸附罐顶引出产品氢气送至2.0MPa氢气管网。 吸附剂再生阶段释放出来的低压气体经缓冲罐稳定压力和组成后连续供作转化炉燃料气。
由中变气分液罐分出的酸性冷凝水，在装置内的酸性水汽提塔C4101汽提后送至加氢装置做注水；或与进装置的除盐水混合，再与中变气在中变气/除盐水换热器E4102换热至100℃进入除氧器D4107，104℃的除氧水经锅炉给水泵P4103/1.2升压后与中变气/除氧水换热器E4101/1.2换热到220℃进入汽包发生3.5MPa蒸汽，大部分蒸汽与脱硫后原料气混合作为转化炉进料，剩余部分送至3.5MPa蒸汽管网。
2、主要工艺控制指标：
(1)加氢
反应温度： 220～380℃
反应压力 3.04MPa
气空速 509h-1
配氢量H2/总烯烃 2.0～2.5(V)
(2)脱氯
反应温度 340～360℃
反应压力 2.99MPa
出口气中氯含量 ≤1ppm
穿透氯容 10kg/100kg催化剂
(3)脱硫
反应温度 340～360℃
反应压力 2.98MPa
入口硫含量 ≤200ppm
出口硫含量 ≤0.5ppm
饱和硫容 33kg/100kg催化剂
(4)转化
反应温度 入口 480～520℃
出口 830～850℃
反应压力 入口 2.9MPa
出口 2.60MPa
水碳比 3.2～3.7
炭空速 677h-1
出口残余甲烷 ≤5.0%(干基)
(5)中变
反应温度 入口 340～360℃
出口 400～414℃
反应压力 2.55MPa
出口CO含量 ≤3%（干基）
入口H2O/CO 4.98
干基空速： 1440h-1
水汽/干气 0.64
(6)PSA
氢气回收率 ≥89%
出口氢气纯度 ≮99.9%
尾气压力 ≮0.05MPa
出口氢气压力 2.1MPa
第四节 装置公用工程及辅助材料消耗
1、用水量：
序号
使用地点
或用途
给水(t/h)
排水(t/h)
备注
新鲜水
循环水
生活水
除盐水
循环热水
生产废水
含油污水
1
开停工用水
30*

*30

2
开工冷却器

15(150)

15(150)

3
工艺取样器

4.8*

4.8*

4
凝结水泵

1.2

0.8

0.4

5
原料油泵

1.2

0.8

0.4

6
锅炉给水泵

2

2

7
原料压缩机

70(120)

70(120)

8
排污降温池
4(10)

5(30)

9
热工取样器

12

12
0.5

10
除氧器水封
2

2

11
地面冲洗水
2*

2.0*

12
生活用水

1.0*

1.0*

13
中变冷却器

1.6

14
蒸汽系统

35(40)

15
PSA液压泵

1.0

合计
6(30)
102(291)
1.0
25.2(41.6)
100(290)
5.5(31)
2.8(4.8)

注： *为间断用水，( )内为最大用水量。
2、用电量：
序号
使用地点
或用途
电压
V
设备台数
台
设备容量 KW
轴功率
KW
操作
备用
操作
备用
1
原料气压缩机
6000
1
1
500
500
424
2
压缩机水站

水泵
380
1
1
7．5
7．5
6.4

水箱电加热器
380
1
0
20

20
3
压缩机辅机

辅助油泵
380
1

4
4
3.5

注油器
380
1

0.55
0.55
0.5

盘车电机
380
1

2.2
2.2
1.9

油箱电加热器
380
1

6
6
6

电机空间加热器
380
1

1.6
1.6
1.6
4
锅炉给水泵
380
1

160
160
117
5
磷酸加药装置
380
1

9
0
9
6
凝结水泵
380
1

22
22
16.71
7
原料油泵
380
1

45
45
21.9
8
中变冷却器风机
380
2
0
37
0
27.76

管道泵
380
1
1
7.5
7.5
5.63
9
鼓风机
380
1
1
75
75
65
10
引风机
380
1
1
110
110
85
11
PSA液压系统
380
1
1
7.5
7.5
6.5
12
仪表用电
380
1

23

23
13
PSA仪表用电
380
1

6

6
14
照明用电
220

50
0
50
15
PSA照明
220

4.5

4.5
16
PSA检修用电
220

20

20

合计
6000

424

380

416.4

220

56.0
3、用汽量：
序号
使用地点或用途
蒸汽用量t/h
备注
3.5MPa
1.2MPa

1
蒸汽发生系统
-33.8

2
工艺用汽
21.3

3
酸性水汽提塔

0.5

4
除氧器

0.8

5
伴热及吹扫

0.5

合计
-12.5
1.8

4、净化风用量：
序号
使用地点或用途
用量Nm3/h
备注
1
仪表用量
3

2
PSA用量
1

3
催化剂钝化
3*

4
吹扫用量
4*

合计
4

5、氮气用量：
序号
使用地点或用途
用量，Nm3/min
备注
1
催化剂还原及停工用

开停工一次耗量9000Nm3
2
PSA开停工一次耗量

5000Nm3
3
合计

14000Nm3
6、氢气用量：
序号
使用地点或用途
用量
备注
1
催化剂还原用
一次用量10000Nm3
浓度≥70%
7、燃料气用量：
序号
使用地点或用途
用量kg/h
备注
1
转化炉
1695

2
原料加热炉
112

合计
1807

注：燃料气的热值按31317.4KJ/kg计，分子量为19.14； 如实际燃料气热值有差别，燃料气用量应做相应调整。
8、辅助材料用量：
序号
名称
一次投入量t
使用年限
备注
1
加氢催化剂
10.94
2
海顺德钛催化剂有限公司 堆比0.85
2
脱氯剂
3.22
1
西北化工研究院 堆比0.8
3
脱硫剂
46.0
1
西北化工研究院 堆比0.8
4
转化催化剂
7.16+6.28=13.44
3
齐鲁石化公司研究院 堆比1.1/1.0
5
中变催化剂
26.62
3

6
磷酸三钠
1.5

年耗量
7
PSA吸附剂
203

8
耐热惰性瓷球
23.4
10

9
DMDS
1.0

开工用
9、PSA吸附剂：
序号
名称
规格
形状
一次装填t(m3)
设计寿命年
装填位置
1
HXSI-01吸附剂
Φ3～5
柱状
8(15.1)
20
底部
2
HXBC-15B活性炭
Φ1.5～2
柱状
120(240.0)
20
中部
3
NA-CO吸附剂
Φ2～3
柱状
10(13.3)
20
上部
4
HX5A-98H分子筛
Φ2～3
球状
60(76.9)
20
顶部
5
瓷球
Φ15
球状
5(4.0)
20
最顶部

合计

203(349.3)

10、装置能耗计算：
序号
项目
消耗
能耗指标
能耗
104KJ/h.
单位
数量
单位
数量
1
焦化净化干气
Kg/h
4828
KJ/kg
49136
23722.86
2
重整稳定塔顶气
Kg/h
22.8
KJ/kg
44508
101.48
3
拔头油
Kg/h
571.1
KJ/kg
43961
2513.25
4
燃料气
Kg/h
1807
KJ/kg
31317
5658.98
5
除盐水
T/h
30.7
104KJ/t
9.6296
295.63
6
循环水
T/h
101.4
104KJ/t
0.41868
42.45
7
新鲜水
T/h
6
104KJ/t
0.7536
4.52
8
电

220V
KW/h
50
104KJ/度
1.256
62.8

380V
KW/h
410.9
104KJ/度
1.256
516.09

6000V
KW/h
424
104KJ/度
1.256
532.54
9
3.5MPa蒸汽
T/h
-12.37
104KJ/t
368.44
-4557.60
10
1.0MPa蒸汽
T/h
1.8
104KJ/t
318.2
572.76
11
净化风
NM3/h
240
104KJ/t
0.1675
40.2
合计
16390.6×104KJ/t纯氢
11、装置节能措施：
(1)采用PSA净化工艺，降低全装置加工能耗；
(2)变压吸附尾气全部用作转化炉的燃料，最大限度减少高压瓦斯用量；
(3)装置内的高温热源(如转化炉高温烟气﹑高温转化气﹑中变气)尽可能发生中压蒸汽，回收余热；
(4)装置内锅炉用水自行除氧，尽可能利用低温热源；
(5)采用表面蒸发湿空冷减少循环水用量；
(6)酸性凝结水装置内汽提后复用作锅炉给水，降低装置除盐水用量。

第二章 工艺原理
装置从原料净化到原料蒸汽转化及中温变换，每个过程都包含有复杂的化学反应，而产物的分离则是一个除去杂质的变压吸附过程，装置的各组成部分的催化剂有所不同，对操作的要求及处理也不同，为达到正常生产控制的目的，必须对每个过程的生产原理及催化剂性能有一定认识。本装置制氢工艺主要由五部分组成，原料的预加氢、原料脱毒、原料蒸汽转化、转化气的中温变换及中变气的PSA氢气提纯。
一、原料的预加氢：
制氢原料中的硫、氯等有害杂质能使转化催化剂中毒而失去活性，而原料中的烯烃则在较高的温度下极易裂解、缩合，使转化催化剂积炭失活，因此在原料进转化前必须除去。但原料中的硫、氯大多以有机硫、氯形式存在，要想除去必须进行加氢处理，使之生成易除去的H2S、HCI，同时原料中的烯烃也需要经过加氢饱和才能达到进转化的要求。
原料预加氢的目的就是在一定温度下，使原料中的烯烃加氢饱和及有机硫、氯的氢解生成H2S、HCI以便除去。其反应机理：
R—SH+H2=RH+H2S
R—S—R’+ 2H2=RH+R’H+H2S
R—S—S—R’+ 3H2=RH+R’H+2H2S
C4H4S+4H2=n—C4H10+H2S
CS2+4H2=CH4+2H2S
COS+H2=CO+H2S
稀烃加氢饱和反应：
CnH2n+H2=CnH2n+2
加氢催化剂主要活性组分为COO及MOO3，双功能加氢催化剂还含有NiO，而氧化态的CO、MO、Ni加氢活性较低，为了达到正常生产的目的，延长催化剂使用寿命及初活性的发挥，需对新鲜催化剂进行预硫化，使之变成具有较高活性的硫化态的金属硫化物。
预硫化是指在一定氢气浓度下，利用硫化剂与氢气反应生成的H2S，在一定温度下与催化剂中氧化态的活性组分反应，生成具有高活性的金属硫化物的过程。一般使用的硫化物为DMDS或CS2。
二、原料的脱硫与净化：
原料净化的目的主要是脱除原料中的硫、氯，保证转化催化剂的正常运行，其反应机理为，利用金属氧化物在一定温度下与HCI、H2S反应生成金属氯化物与金属硫化物，使原料中的氯、硫被吸收下来，脱除出原料气。
本装置脱硫剂的主要活性组分为ZnO，其脱硫机理为：
ZnO＋H2S=ZnS+H2O
本装置脱氯剂是以AL2O3或活性炭为载体，Na、Ca、Zn、Cu等金属氧化物为活性组分，其脱氯机理与脱硫机理相同，都是化学吸收型吸附剂。脱氯剂、脱硫剂中的活性组分随化学吸附反应的进行，其有效活性组分会降低，最终达到在工业条件下的饱和而使催化剂失去活性。因此催化剂需要及时的更换，以免催化剂达到饱和硫容而失去吸附作用后引起第二反应床层的硫穿透。
在正常生产中为保证脱硫剂的脱硫效果及脱硫速度，同时也为保证脱硫剂的最大硫容，要求脱硫剂有一定的使用温度。当前使用的中温型脱硫剂所要求操作温度为200～380℃，最高活性温度要求大于350℃。
三、转化：
烃类的蒸汽转化是以烃类为原料，在一定的温度和催化剂作用下使烃类和水蒸汽经过一系列的分解、裂化、脱氢、结炭、消炭、氧化、变换、甲烷化等反应，最终转化为H2、CO、CO2和少量残余的CH4，其中H2是本装置的目的产物。
烃类的蒸汽转化反应如下：
CnHm+nH2O(蒸汽)=nCO+（n+m/2）H2—Q
CH4+H2O（蒸汽）=CO+3H2－206000KJ/Kmol
CO+H2O（蒸汽）=CO2+H2+41200KJ/Kmol
转化炉内进行的烃类蒸汽转化反应是很复杂的，这些反应构成了一个极复杂的平行、顺序反应体系。结炭是转化过程中的必然反应，当结炭反应速度大于消炭反应速度时，转化催化剂就会积炭，使催化剂活性下降甚至丧失。为保证催化剂活性，就要有一定量的水蒸汽来消炭。因此，正常生产时，要求转化进料始终保持一定的水碳比，使消炭速度大于结炭速度，避免催化剂上炭的沉积，同时也要求在催化剂床层中，只要有烃类存在就不允许中断蒸汽，一旦转化配汽中断，瞬间就会使催化剂造成不可挽回的热力学积炭。另外，从平衡角度看，提高水碳比能够促进转化反应，但在催化剂表面存在着烃类和水蒸汽的竞争吸附，因此，过高的水碳比对转化反应速度反而不利。
为了充分发挥转化催化剂的活性，并获得较高的氢收率，转化床层一般装填有两种不同性能的催化剂。上段催化剂使用含有一定碱金属的抗结炭助剂，具有较好的低温活性及抗积炭性能，下段床层催化剂具有较高的转化活性，但抗结炭性能差。整个催化剂床层是由480～850℃的变温床层，在生产中一旦烃类在上层不能裂解转化为小分子类烃，进入下段床层就会造成下段催化剂的结炭，这种高温结炭在不具有消炭功能的下段催化剂中发生，会使催化剂快速失活影响生产。因此在生产中严禁在炉入口温度不具备进料的情况下，使烃类进入床层，危害催化剂。
转化催化剂主要活性组分为单质Ni，由于新鲜催化剂提供的是氧化态组分，在使用前必须进行还原，使NiO还原成具有活性的单质Ni。在正常生产中也应尽量保证催化剂在一定的还原气氛中，以免催化剂被钝化而失去活性。在事故状态下催化剂一旦被氧化，就必须对催化剂进行还原才能组织进料，炼厂条件下的还原介质一般用H2。
四、中温变换：
原料经转化生成的产品气中含有11～12％的CO，为了尽可能多的产氢气以节约原料消耗和减少PSA系统进料的杂质，这就要使转化气中的CO继续与水蒸汽反应生成H2及CO2，这就是变换反应，反应机理为：CO+H2O→CO2+H2
变换反应是放热反应，低温时平衡常数大，反应速度慢；温度升高，平衡常数较小，但反应速度加快。考虑到生产负荷及设备投资本装置只设中变反应器。
中变催化剂主要活性组分为铁铬，Fe2O3为主体，Cr2O3为助剂，中温变换催化剂的主要活性组分为Fe3O4，而新催化剂是以Fe2O3形成提供，故在使用前必须对催化剂进行还原。用H2将Fe2O3还原成Fe3O4，同时要防止催化剂还原过度，因此在还原及正常使用中一定要配一定量的水蒸汽，一般要求H2O/H2＞0.2。由于催化剂还原为放热反应，还原初期配H2要缓慢增加并适当控制入口温度，防止反应速度过快，造成催化剂床层飞温，同时为保证还原完全，还原后期要求氢浓度大于60％。
五、变压吸附：
从中变气第三分液罐出来的气体大部分为氢气约74％，另外还含有近5%的甲烷，3%的一氧化炭和18%的二氧化炭，其中甲烷和一氧化炭都含有很高的热值，而且一氧化炭和二氧化炭是加氢装置的毒物，PSA单元的任务就是把这些毒物除去，得到99.9%以上的高纯氢，而杂质气体甲烷、一氧化炭和二氧化炭则作为PSA尾气送至转化炉全部做燃料。
变压吸附技术是以吸附剂（多孔固体物质）内部表面对气体分子的物理吸附为基础，利用吸附剂在相同压力下易吸附高沸点组份、不易吸附低沸点组份和高压下吸附量增加（吸附组份）、减压下吸附量减小（解吸组份）的特性。将原料气在高的压力下经过吸附剂床层，相对于氢的高沸点杂质组份被选择性吸附，低沸点组份的氢不易吸附而经过吸附剂床层，达到氢和杂质组份的分离。然后在减压下解吸被吸附的杂质组份使吸附剂获得再生，以利于下一次再次进行吸附分离杂质。这种压力下吸附杂质提纯氢气、减压下解吸杂质使吸附剂再生的循环便是变压吸附过程。

第三章. 岗位操作法
第一节 原料净化
一、装置进料量及配氢量的调节：
装置进料量（装置负荷）的大小是由柴油加氢装置及全厂2.0MPa氢气管网平衡来决定的。由于装置的进料是由焦化净化干气及重整拔头油两种原料组成，因此正常生产中进料量及配氢量的调节也分两种情况：
1、以干气为原料状态：
在正常情况下，如果焦化净化干气正常且装置原料气压缩机正常的情况下，装置的原料为干气，由焦化脱硫塔出口压控PIC4206控制，配氢则为PSA氢气或外来氢，由FIC4301控制。
装置进料量的大小取决于柴油加氢及全厂需氢量，配氢FIC4301的大小由原料量及原料性质决定。正常情况下配氢量是由原料的过氢率＞10%或H2／烯烃＞2.0～2.5来确定的，当原料中烯烃含量过高引起加氢反应器床层温升过大或装置负荷过低时，应适当增加配氢比率以减少床层温升或使床层分布均匀。FIC4323是压缩机出口流量，其中包括进料干气和配氢量，当重整气也作为装置进料时，装置的进料量应为焦化来净化干气与重整气之和。
以干气作原料时的配氢为PSA氢源，当PSA停车时应及时切换外来氢或中变气，以中变气作配氢时，适当增加FIC4301流量保证实际配氢稳定，同时注意防止甲烷化反应的发生，一旦发生甲烷化反应则应立即切断中变气进D4101，改配外来氢。
2、以原料油为进料状态：
当装置净化干气不具备作原料条件或原料气压缩机不能运行时，装置则开启P4101以FIC4302控制原料油作为进料，配氢为120万吨／年柴油加氢压缩机出口氢气，以FIC4303控制配氢量。
配氢量的大小主要取决于预加氢反应所需氢油比及转化入口还原气氛的H2O／H2的大小。一般配氢量既要满足加氢反应的需要氢／油（V）＞100，同时又要满足转化入口催化剂还原气氛所需要的H2O／H2＜17的条件。
当以油作原料时，一旦配氢中断10分钟以上且K4101不能开启配氢，则应立即切断原料油进料，同时原料加热炉熄火，防止预加氢反应器在无氢条件下，高温油气进入床层造成催化剂结炭失活，并防止转化催化剂硫中毒。
二、装置原料的切换操作：
1、焦化干气切换原料油：
⑴联系调度及重整车间准备切油，满足进装原料油量。
⑵引原料油进装，建立原料油罐正常液位，建立原料油罐N2封。
⑶启动原料油泵P－4101建立泵自循环。
⑷解除水碳比联锁，适当提高水碳比至5.0~7.0，引120万吨／年柴油加氢新氢机出口氢气进装，投用FIC4303，用FIC4303控制配氢量，逐步用FIC4301切换出PSA循环氢后，适当增加配氢量，FIC4301切出后关闭进D4101手阀，注意切换时应尽量保证系统配氢量的稳定。
⑸投用FIC4302，逐渐关小焦化脱硫塔出口压控阀PIC4206，手动逐渐开大FIC4302，关小PIC4206，并注意FIC4302与PIC4206流量的稳步增减，当PIC4206手动关闭后，关闭混合器前手阀，调整过程中流量的增减速度应均匀，防止脉冲进料，压缩机入口缓冲罐压控PIC4302自动控制入口压力，注意防止压力波动。
⑹随着切换进料的同时，视R4101床层温度逐渐提高F4101出口温度，保证R4101出口温度350℃左右，同时及时调节F4102瓦斯，适当提高转化炉出口温度。
⑺原料油进料正常后，停原料气压缩机K4101，调整水碳比至4～4.5（适当高于干气进料时水碳比）。通知焦化岗位干气改去瓦斯管网。
⑻水碳比联锁投用。
2、原料油切换焦化干气：
⑴联系调度及重整车间准备切换干气。
⑵焦化干气质量合格后，联系焦化岗位干气引入装置。投PIC4302A控制压缩机入口分液罐压力平稳。
⑶干气正常进装后，启动原料气压缩机，投PIC4302控制好压缩机入口分液罐压力。
⑷解除水碳比联锁，提高水碳比至5.0~7.0。
⑸缓慢打开P4101循环线，注意FIC4302稳定，逐渐提压缩机出口压力达到正常操作压力后，投PIC4206手动关闭，打开干气去混合器手阀，逐步手动关小FIC4302，缓慢关小PIC4302控制FIC4323流量缓慢增加，同时逐步开大PIC4206，当压缩机入口压力低于PIC4302设定值时投自动，用PIC4326控制进料量。注意刚切气时并气量应缓慢增加，当确定干气进入转化炉后，以干气与油相匹配的量进行切换。切换时流量的增减应均匀，当FIC4302关闭后，关原料油去混合器前手阀。
⑹切换前应适当降低F4101出口温度，切换时应根据床层温升情况及时降低TIC4301温度，随着切换干气进行，适当降低转化出口温度。
⑺切换干气完成后，引PSA氢至D4101，并投用FIC4301，以FIC4301逐渐开大，并同时逐渐关小FIC4303保证流量稳定变化，同时保证系统配氢稳定。FIC4303关闭后，关外来配氢至混合器前手阀，并根据原料烯烃含量及装置负荷调整配氢。
⑻调整水碳比至正常值。
⑼装置运行正常后，停原料油泵，通知重整停拔头油进装。
⑽水碳比联锁投用。
三、原料中断的处理：
现象：
⑴原料流量FIQ4322（或FIC4302）出现低报或回零，FIC4323低报。
⑵水碳比上升，系统压力下降。
⑶转化炉F4102、预热炉F4101出口温度上升。
⑷PSA进料量及产品氢量下降。
原因：
⑴进装干气中断或原料气压缩机故障停运。
⑵以油为进料时，原料油泵抽空或故障停泵。
⑶调节阀故障或仪表失灵。
处理：
1、以干气为原料时：
⑴进装干气中断时（主要是焦化进装干气中断与压缩机故障）：
a.迅速增加配氢量，同时适当降低F4101、F4102温度，防止超温，当干气脱硫塔压力降至接近D4101压力时，立即关闭焦化干气进料阀PIC4206，防止H2倒串。
b.为防止压缩机入口压力过低可用PIC4302控制入口罐压力。
c.立即启原料油泵，切换拔头油进料并提高H2O/C，联系调度及重整车间改拔头油进装，保证原料油罐液面。
d. PSA 中断进料停车时，立即切换外来氢或中变气入D4101，若中断时间较长甩出R4101循环防止反硫化；中变气进D4101的原则是进料全部中断时间较长时，维持系统循环，必要时切除R4101。
e.以油进料正常后，切换配氢以加氢装置来氢源配氢，短时间焦化干气中断能够用原料压缩机配氢。
f.视焦化干气进装情况，停原料气压缩机。
⑵原料气压缩机故障停机时按压缩机故障处理。
⑶调节阀故障或仪表失灵时，在调整好F4101、F4102不超温的同时，调节阀改付线控制，并联系仪表处理。
2、以拔头油作原料时：
⑴若有氢源平稳配氢量，保证系统循环，并控制好F4101、F4102防止超温；若氢源不足时启原料压缩机保持系统循环，再次进料前转化适当还原。
⑵若原料油泵抽空，查找抽空原因
a) 若因原料罐液面过低，立即联系重整增加原料进装量，停泵，待液面正常后启泵进料。
b) 若泵本身故障，立即切换备泵组织进料。
⑶故障停泵后，立即启备泵组织进料。
⑷若调节阀故障或仪表失灵，改付线控制并联系仪表处理。
⑸进料提量应均匀增加，不可过快，以免水碳比瞬时过低。
⑹进料过程中适时调节F4101、F4102的温度，避免出口温度过低。
⑺进料正常后，调节配氢至正常值。
3、混合原料进料状态
⑴干气进装中断时及时提FIC4301配氢，并PIC4302控制好原料气压缩机入口罐压力。
⑵原料气压缩机故障，应立即引进120万吨／年柴油加氢新氢机出口氢源配氢，适当提高FIC4303配氢量（注意以FIC4303控制提量不可过快过猛），并迅速关闭原料干气至混合器前手阀。
⑶适当提高原料油量，保证装置负荷，并及时调整F4101、F4102温度。
⑷系统正常后，查找原因并联系处理。
⑸原料油中断时，及时调节F4101、F4102温度，防止超温，稍过一段时间后适当增加循环氢量，并查找原料油中断原因，处理正常后组织进油，逐步提量。
⑹调节阀故障或仪表失灵改付线控制，并联系仪表处理。及时调整好F4101、F4102温度，防止超温。
四、配氢中断的处理：
现象：
⑴配氢流量FIC4301（或FIC4303）低报或回零。
⑵加氢反应器及转化入口温度上升。
⑶脱硫出口FI4325下降。
原因：
⑴PSA停车或120万吨／年柴油加氢新氢压缩机故障。
⑵仪表失灵或调节阀故障。
处理：
⑴PSA停车立即改外来氢至FIC4301，关闭PSA至FIC4301前手阀，其它处理按PSA停车故障处理。
⑵120万吨／年柴油加氢新氢压缩机两台均故障时，则开启K4101建立循环，用PSA氢气配氢维持生产，视配氢中断时间长短适当降低负荷，转化催化剂还原、消炭、消毒一段时间后再投油生产。注意在提配氢时应缓慢进行，防止水碳比瞬间过低。
⑶调节阀故障或仪表失灵改付线控制，并联系仪表处理。
五、原料带水的处理：
现象：
⑴F4101出口温度下降，转化入口温度