装置正常操作
2.1脱硫精制段操作（R-101,R-102A/B）
预热后的原料气，首先进入加氢反应器（R-101），在催化剂和氢气作用下，原料焦化干气中的烯烃首先发生烯烃饱和反应生成饱和烷烃；原料中有机硫和有机氯发生氢解反应，把有机硫转化为无机硫，有机氯转化为氯化氢。
然后再进入两台氧化锌脱硫反应器（R-102A/B）。
2.1.1加氢反应器操作（R-101,R-102A/B）
影响加氢催化剂活性因素很多，不同使用条件如温度、压力、空速以及氢分压等，将直接影响原料中有机硫的转化率。
1）床层温度的影响
钴钼加氢催化剂用于原料气烯烃饱合及加氢脱硫。
加氢转化反应是放热反应，从热力学角度看，降低温度有利于于转化反应，温度越低，有机硫的平衡浓度愈低，但因为加氢转化的平衡常数较大，即使维持较高的反应温度也能获得较理想的加氢效果。
如从提高反应速度着想，反应应在较高的温度下进行。
综合考虑，加氢反应器操作温度应控制在340℃～400℃。
温度低于于320℃时，加氢转化效果下降，床层温度高于400℃，易造成烃类裂解结碳，在催化剂上聚合和结焦的倾向增加。
一般来说，对于JT-6加氢催化剂，当温度高于250℃时，就具有加氢脱硫活性了。
总之，在使用初期，特别是对含有烯烃较多和碳氧化合物含量较高的原料，在能满足脱硫要求的情况下，应控制在下限为好，以防止裂解和副反应。
随着催化剂活性衰退可逐步提高操作温度。
2）反应压力的影响
在加氢脱硫过程中，总分子数减少，增加压力对加氢反应有利。
但由于原料中硫含量低，故压力影响不显著。
反应压力的影响常常是通过氢分压来体现的。
系统中的氢分压取决于操作压力和氢油比。
本装置原料处于气相，提高反应压力实际上也就是增加了氢浓度、原料气浓度和原料在反应器中的停留时间，因此适当地提高反应压力会对脱硫有利，而且氧化锌脱硫剂也希望在较高压力下使用，压力过低，脱硫效果会明显下降，通常在不低于0.1MPa压力下使用。
脱硫系统压力由整个工艺流程的要求决定，通常控制在2.0～4.0MPa。
3）空速的影响
空速对加氢反应有较大的影响。
有机硫加氢系内扩散控制，空速太高，原料烃在催化剂床层中停留时间太短，来不及进入内表面即穿过床层，会使加氢反应不完全，同时也降低了催化剂的内表面利用率。
但为了提高生产能力，在保证出口硫含量满足工艺要求的条件下，通常均采用可能高的空速，一般轻油的空速范围为1～6h-1。
4）配氢的影响
加氢脱硫反应，增加氢油比，即提高氢分压，不但能抑制催化剂的积炭，还有利于氢解过程的进行。
相反，如果烃类的分压增加，会使烃类在催化剂表面被吸附，从而减少了催化剂表面积，抑制氢解反应。
所以高氢油比对加氢反应有利，一般氢油比为80～100（体积）。
氢油比过低，脱硫达不到要求。
脱硫配氢量随原料性质的不同而变化，在原料气总硫小于200×10-6的情况下，配氢量大于300Nm3时，即可保证脱硫后硫含量小于0.5×10-6。
但在处理量不是很大、反应器和氢压机负荷允许的情况下，适当增加配氢量（即增加氢分压）对脱硫有利，同时还可弥补一下散热损失和因线速度过低所造成的气体偏流。
但配氢量不能过多的增加，因过多的配氢会使反应器内线速度过大，而降低了反应时机，反而对脱硫不利，同时也增大了多催化剂的冲蚀和配氢能耗。
除了对配氢量的要求外，氢纯度也是必须控制的指标之一。
如果配氢中含有CO和CO2气体时，由于300℃以上在钴钼催化剂的作用下，将发生甲烷化反应：
CO＋3H2＝CH4＋H2O
CO2＋4H2＝CH4＋2H2O
以上两个反应为强放热反应，会造成反应器超温，因此一般要求配氢中（CO＋CO2）含量小于0.5％（体）。
2.1.2影响氧化锌脱硫的主要因素
在反应器已经确定的情况下，影响氧化锌脱硫的主要因素有以下几方面：
1）床层温度的影响
氧化锌脱硫反应均为放热反应，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。
目前使用的中温型脱硫剂所要求操作温度为200～380℃，基本上可将气体中H2S脱至接近零。
最高活性温度要求大于350℃。
氧化锌脱硫剂的硫容（每100kg脱硫剂吸收硫的重量，常以百分数来表示）随操作温度的升高而增加，因此当硫容饱和而使脱硫不合格时，适当提高一下操作温度，则可增大其硫容，而继续使用一段时间。
氧化锌脱硫剂的硫容一般在15％～20％之间。
特别是在催化剂使用后期，提高一点反应温度，对提高硫容量，延长更换周期都是有好处的，但不能超过420℃，以防止烃类热裂解而造成结碳。
2）反应压力的影响
提高压力，提高了硫化物的分压，增加气体与脱硫剂的接触面积，有利于提高反应速度，一般压力由整个工艺流程的要求决定，通常控制在2.0～4.0MPa。
3）空速的影响
在保证有足够的线速度，不存在气膜效应的前提下，采用较低的空速对提高脱硫效率是有利的，但同时也要考虑到设备的体积和利用率。
一般空速范围：
气体空速为1000～2000h-1，液空速为1～6h-1。
2.2转化系统操作（F-101）
焦化干气经加氢脱硫后，含硫量小于0.2ppm，达到后序转化中变的要求，气体进入转化炉F-101。
对流段预热至520℃，再进入幅射段炉管进行转化反应，炉出口850℃，F-101是本系统重要操作工艺设备。
2.2.1影响转化反应的因素
转化反应是制氢装置的核心反应。
装置操作条件将影响转化催化剂活性和使用寿命，直接关系到制氢装置平稳运行。
影响转化反应的因素主要有：
1）反应压力
转化反应是体积膨胀的反应，提高压力对平衡不利，压力增加，转化率会降低。
但在工业实践中，加压转化有以下好处：
Ⅰ）加压转化可节省动力，对制氢来说，加压转化可节省加氢压缩机的动力消耗。
Ⅱ）加压转化可以提高设备能力，操作的空间速度可以大一些，催化剂的利用率可以提高，设备制造材料较省。
Ⅲ）加压转化可以提高过剩蒸汽的热效率。
转化反应需要过量的蒸汽，高压蒸汽温度高，在变换后可回收的热能提高，从而降低了生产成本。
但是，对于定型装置来说，压力却不可以任意提高，只是随着阻力降的增大，前部压力被迫逐步提高到设计值。
2）反应温度
因为转化反应是吸热反应，因此提高温度不仅可以加快反应速度，而且有利于平衡，即可以多生成CO和H2，降低转化尾气中残余CH4的含量。
但是，提高温度受到转化炉管的材料的限制。
3）空间速度
对于烃类制氢而言，空间速度一般是进料的碳空速。
碳空速是用碳流量除以催化剂的体积的商值来表示的。
空速对每个转化炉来说都有一定的范围，空速太大时，由于原料在催化剂床层中停留的时间太短，反应深度也越差，使转化炉出口残余甲烷升高，甚至会发生重烃穿透床层、引起催化剂结碳的事故；但碳空速太小时又可能有烃类进料在各炉管中分配不匀产生炉管温度不同的现象。
4）水碳比
水碳比是用来表示制氢转化炉操作条件的一个术语，是指转化进料中水（蒸汽）分子的总数和碳原子总数的比值。
写为H2O/C。
水碳比是轻油转化过程中最敏感的工艺参数，在生产中，提高水碳比可以减少催化剂的结碳，降低床层出口的残余甲烷，对转化反应是非常有利的。
水碳比过小时结碳倾向增大，然而提高水碳比也相应增加了燃料消耗，甚至会引起转化催化剂的钝化。
所以在生产中只能根据具体的工艺装置确定合适的水碳比。
本装置水碳比控制在3.2～4.5。
但H2O/C过大亦不经济，会导致更多的，
综合以上因素：
转化温度、压力、H2O/C对转化炉出口转化气组成的影响可简单表示如下：
T↑：
CH4↓、CO↑、CO2↓、H2↑
P↓：
CH4↓、CO↑、CO2↓、H2↑
H2O/C↑：
CH4↓、CO↓、CO2↑、H2↑
2.3变换反应操作
2.3.1变换反应的基本原理
变换是CO和水蒸汽作用生成H2和CO2的过程。
2.3.2变换反应式
CO＋H2＝CO2＋H2＋410MJ/g-mol/25℃
2.3.3变换率的求法
生产上对于变换反应进行的程度常用变换率来表示：
ＶCO－ＶCO'
变换率（Ｘ）＝─────＊100………………………………
（1）
ＶC0＊（100＋ＶCO'）
式中：
ＶCO--------入口干气中CO的体积百分数;
ＶCO--------出口干气中CO的体积百分数。
2.3.4影响变换反应的因素
在反应器已经确定的情况下，影响变换反应的主要因素有以下几方面：
1）压力
变换反应是一个等分子反应，压力对反应平衡无影响，但加压可增加反应速度，反应速度约与压力的平方根成正比，所以加压变换可采用较大的空速，即可以省催化剂，设备较紧凑。
本装置设计中变入口压力为2.7MPa，床层总压降0.05MPa。
2）温度
变换反应是放热反应，温度越低越有利于变换反应的进行。
但降低温度必须与反应速度和催化剂的性能统一考虑，工业生产中，所有的催化剂都有一定的活性温度，低于它反应就不能进行或进行缓慢，而高于此温度会损坏催化剂。
由于变换反应开始时，CO浓度较高，为加快反应速度，采用在较高温度下进行反应。
如果变换反应已接近平衡，提高温度会使CO变换率降低，降低温度会使CO变换率增加；如果反应尚未接近平衡，提高温度CO变换率增加，降低温度CO变换率降低。
在实际生产中，只要能达到工艺指标（出口CO＜3﹪），就尽可能降低操作温度。
中变反应温度一般控制350～400℃。
3）水气比（水蒸汽/CO）
增加水气比，即增加水蒸汽流量，可使反应向生成H2和CO2的方向进行；但如果变换反应已接近平衡，增加蒸汽量CO变换率也增加，减少蒸汽量CO变换率降低；如果变换反应未接近平衡，增加蒸汽量CO变换率降低，减少蒸汽量CO变换率增加。
但变换反应所需要的水蒸汽是转化前加入的，由于制氢采用H2O/C较大，故变换水气比很高，足够变换反应的需要。
2.4转化炉燃烧系统操作
自管网来的燃料气主要是焦化干气经燃料气分液罐（V-109）分液后，再通过温度调节阀调节燃料气的流量，然后至转化炉顶烧高压火嘴。
自PSA部分来的低压解吸气进入转化炉顶火嘴的低压腔。
助燃空气由转化炉鼓风机K-102A/B提供，正常操作时两台同时运转。
通过对转化炉鼓风机K-102A/B变濒调速实现对空气流量调节。
高温烟气经烟道气引风机K-103A/B通过烟囱排放至大气。
正常操作时两台同时运转。
通过对烟道气引风机K-103A/B变濒调速实现对转化炉膛负压的调节。
装置正常开工
制氢装置开工过程分为：
装置气密、冷氮循环、热氮循环，余热产汽，转化中变催化剂配汽还原，加氢催化剂预硫化，系统投料，PSA投运。
3.1开工前准备工作
3.1.1装置工程全部结束，工程质量验收合格。
3.1.2装置气密合格，单机试运负荷试车合格，均达到良好备用状态。
3.1.3加热炉烘炉结束检查合格，余热煮炉试运结束，达到发汽并网正常。
3.1.4加氢、脱硫、转化、中变、PSA、催化剂及吸附剂全部装填完毕。
3.1.5焦化装置开工正常。
加氢装置待氢开工。
3.1.6水、电、汽、风、氮气、瓦斯引进装置并可正常供给。
3.1.7装置的连锁和控制系统调试完毕，现场控制阀动作正常，联锁置于旁路，所有仪表投用。
3.1.8若用轻石脑油开工，准备原料。
3.1.9化工原料要按计划数量到现场。
（NA3PO4.12H2O）。
3.1.10开工分析项目安排好。
3.1.11做好开工技术准备工作。
3.1.12准备好消防工具，落实各项安全措施及事故处理措施。
3.1.13装置开工方案已向操作人员交底，岗位操作人员要经考核合格持证上岗。
3.2气密
装置在转化炉烘炉、余热系统煮炉运后，需要对出现问题进行整改，再加上进行了催化剂的装填，因此很难保证系统的严密性，必须重新进行气密与氮气置换。
3.3产汽系统建立水循环
3.3.1投用除氧器
a）改通进水流程：
b）投用1.0MPa除氧蒸汽，控制除氧器压力在0.02MPa在右进行除氧。
c）采除氧水样进行分析，当除氧水中氧含量≤15μg／L、硬度≤3.0μmol／L、PH值在8.5～9.2之间，除盐水除氧合格。
3.3.2中压汽包V-106建立液位
a）改通上水流程
b）启动中压给水泵
中压汽包进水后，加药系统配好NB3PO4向中压汽包加药，使汽包水的PO43-在5～15mg/L之间，蒸汽中的Na+≤15μg/L。
投用排污扩容器。
打开排凝阀进行冲洗，合格后再关闭。
当中压汽包液位达到40~50%时，视情况停下P-101A/B。
投用中压汽包液位低低联锁。
3.4转化中变冷氮循环：
a）按流程图建立如下转化中变循环流程建立转化中变升温流程，启动压缩机建立K-101A氮气循环，入口压力维持在0.3~0.4MPa，压力下降时及时从K-101A入口补入N2，压缩机维持满负荷循环。
b）观察各床层、换热器压降是否正常，稍开各换热器副线，确认畅通后关闭。
c）启动所有仪表，并观察运行情况，发现问题及时联系仪表工处理。
d）启动引风机K-103A/B，鼓风机K-102A/B，建立炉膛负压－30～－50Pa，做好F-101点火前的准备工作。
3.5热氮循环
在此阶段各反应器都不装催化剂，用氮气代替原料，模拟操作参数进行操作，检查全系统的设备、仪表、管道、阀门、供电等的性能和质量是否符合设计和规范的要求；观察转化炉炉管及上尾管、下集合管的热膨胀；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，摸清各工序之间的内在联系，为下一步催化剂还原和装置投料打下良好的基础，确保装置一次试车成功。
热氮试运阶段同时完成以下任务：
a）转化炉烘炉；
b）转化炉冷壁集合管衬里烘干
c）产汽系统的碱煮
d）产汽系统（包括转化气蒸汽发生器、烟气产汽系统以及中压汽水分离器）的试运情况
3.5.1转化炉点火条件
a）检查各火嘴手阀均已关闭。
b）转化系统已建立冷氮循环。
c）中压汽包进水结束，液位50%待用，汽包顶部放空阀已打开。
d）鼓风机、引风机已经运行正常，炉膛负压已建立-30~-50Pa。
e）投用鼓引风机联锁。
f）点火用具已准备好。
g）燃料气引至转化炉火嘴的中心火嘴手阀前。
h）炉膛气测爆分析合格。
i）转化系统循环气采样分析，当系统中O2＜0.5%，烃类＜1%
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