1 范围
本规程对140万吨/年汽柴油加氢精制装置概况、工艺过程及主要流程、关键操作指标、原辅材料性质、主要产品、设备参数进行了说明，对相关工艺控制方案、工艺调整原则及安全环保健康要求进行了规定。
本规程适用于塔河炼化责任有限公司加制氢车间140万吨/年汽柴油加氢精制装置的正常生产运行，主要用于操作人员的培训学习与操作指导。
2 规范性引用文件
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塔河炼化责任有限公司生产技术处关于操作规程编写下发的文件。
汽柴油加氢装置设计文件。
汽柴油加氢装置设备随机资料。
洛阳设计院加氢精制工艺手册
塔河炼化责任有限公司工艺技术管理制度。
3 装置概况
3.1 装置简介
3.1.1装置概述
140×104t/a汽柴油加氢精制装置以焦化汽油、焦化柴油和直馏柴油为原料，经过加氢脱硫、脱氮，生产满足GB252-2000质量标准的精制柴油产品和稳定汽油，其中要求柴油总S含量＜350μg/g。
3.1.2 装置组成
该装置有反应部分(包括新氢压缩机，循环氢压缩机和循环氢脱硫部分)、分馏部分和公用工程部分组成。
3.1.3 装置能力
装置公称规模为140×104t/a，实际处理量为132.31×104t/a，操作弹性为60％～110％。装置操作上限为171×104t/a。装置年开工8400小时。
3.2 工艺原理
3.2.1 工艺过程
汽柴油加氢作为二次原料处理的重要手段，在整个炼厂的加工工艺中有着十分重要的地位。汽柴油加氢工艺作为现代炼油厂二次加工的成熟工艺，在优化原油加工流程，提高整个企业的效益，推动炼油行业的技术进步有着十分重要的意义。
做为二次原料再处理的工艺，它可以将焦化汽柴油、催化剂汽柴油等二次原料经过加氢处理后获得
产品质量完全符合国家标准的汽柴油产品或者下游加工装置合格的原料。
汽柴油加氢工艺采用了石油化工科学研究院的“RS”系列催化剂。催化剂以多孔氧化铝为担体，浸渍镍、钴等金属，具有较高的金属容纳量和较高的脱硫、脱氮活性，其HDS率达98%，HDN率为80%～95%。采用多种保护剂组合的级配方案，实现深度脱硫、脱氮、脱金属的同时确保催化剂长周期运行，同时延缓或尽可能避免了主要由铁、钙沉积引起的反应器床层压降升高的问题。
3.2.2 生产原理
3.2.2.1加氢反应原理
加氢精制是指在一定的温度和氢气分压下，使油品通过催化剂与油品馏分中的含硫、氮、氧等杂质的非烃组分和有机金属化合物分子发生脱除硫、氮、氧等杂质和脱金属的氢解反应，烯烃和芳烃分子发生加氢饱合反应。反应后的原料平均分子量及烃类分子的骨架结构只发生较小的变化。就石油馏分加氢精制过程中的化学反应来看，主要反应包括下面几种：
（1）含硫、含氮、含氧化合物等非烃类的加氢分解反应；
硫是在各种石油中普遍存在的一种元素，由于它的存在给油品的加工使用带来了许多危害：如腐蚀设备、降低油品的质量、燃烧造成环境污染等。
脱硫反应方程式：
石油馏分作为燃料时，其中的氮化物燃烧时会排放出氮氧化合物污染环境；作为其他炼油化工过程(如催化重整、催化裂化、加氢裂化)原料时，含氮化合物易使催化剂中毒而失活。此外，含氮化合物对产品质量(安定性)也有一定影响；
脱氮反应反应方程式：
石油馏分中含氧化合物的含量不多，主要是环烷酸和酚类，这些氧化物加氢时转化为水和烃。在二次加工过程中也会产生酚。
环烷酸在加氢条件下进行脱羧基或羧基转化为甲基的反应：
苯酚中的C－O键较稳定，要在较苛刻的条件下才能反应：
R
（2）烯烃和芳烃(主要是稠环芳烃)加氢饱和反应；
在加氢精制条件下，烃类的主要反应是不饱和烃和芳烃的加氢饱和，这些反应对改善油品质量和性能具有重要意义。如烯烃，特别是二烯烃的加氢饱和可以提高油品的安定性；芳烃加氢饱和可以改善煤油的无烟火焰高度(即烟点)和柴油的十六烷值等指标。航煤指标中对芳烃的含量也有明确的规定。
烯烃饱和反应：
芳烃加氢反应方程式：
R R
（3）少量的开环、断链和缩合反应；
（4）砷、铅、铜、汞等有毒有害杂质的加氢分解反应。
石油馏分中的微量金属化合物主要是铅、铜、汞、镍和钒等金属有机化合物。在较轻的油品中，如重整原料、石脑油等，主要是铅、铜、汞等金属，而镍和钒主要存在于较重的馏分中，如渣油，金属有机物的危害性主要体现在对催化加工过程中的催化剂的毒害性，会使催化重整、加氢脱硫、加氢裂化和催化裂化等催化剂中毒；另一方面，这些金属有机物在燃烧时生成的氧化物对设备具有一定的腐蚀作用。金属有机物的加氢过程是一个复杂的反应过程，包括了多键加氢活化，分子分裂并脱除金属，最终形成金属沉积物，留在反应器中的催化剂表面。
3.2.2.2加氢分馏原理
分馏岗位的生产任务是将在加氢反应过程中产生的硫化氢、氨等危害油品质量的杂质从油品中除去，并根据馏程将加氢反应生成物分割成符合质量要求的汽油、柴油等。分馏过程是根据油品在一定的压力下各组分之间的挥发度不同造成的汽液两相浓度之差来实现的。当油品被加热时，由于油品中的轻组分的挥发度高，首先汽化进入汽相，将汽相分离，就可以得到轻组分浓度较原来大的多的油品。但是油品经一次加热汽化所得的产物纯度往往不能达到要求，有一些较重的组分也会进入汽相，需要将分离出的油品多次进行加热、汽化和分离。以便进一步提高纯度。这一过程是在精馏塔中完成的。精馏塔一般由精馏段、提馏段和进料段三部分构成。在精馏塔内，根据不同精馏过程的需要，安装有许多层不同种类的塔盘和降液管。在精馏过程中，汽相自塔盘上的小孔从下向上通过，液相从上层塔盘的降液管自上而下流到塔盘上方与汽相接触，由于温差的原因在接触过程中，汽相中相对挥发度低的重组分放出热量进入液相，而液相中的较轻组分则吸收热量进入汽相，从而达到精馏的目的。加氢精制分馏的另一种设备是汽提塔。汽提塔中的分馏过程同样遵循精馏原理，所不同的是在塔底注入了过热水蒸汽进行汽提，以降低塔底产品(柴油)中轻质组分(汽油)的含量。注入过热蒸汽的目的在于降低油汽分压，从而帮助塔底油中较轻的组分汽化，同时提高进料在汽化段中的汽化率。这种方法称之为汽提，因此精馏塔的下半部分称为汽提段。
3.2.2.3循环氢脱硫原理
（1）脱硫原理
脱硫过程采用30％～40％的甲基二乙醇胺水溶液脱除循环氢中的硫化氢和少量二氧化碳MDEA[CH3N(CH2CH2OH)2]是一种弱有机碱，其碱性随着温度的升高而减弱。在较低的温度下能吸收循环氢中的硫化氢，生成硫化物和酸性硫化物，吸收二氧化碳，生成碳酸盐和酸式碳酸盐。吸收塔内进行的反应是气体体积缩小的放热反应，要求低温高压。催化再生塔的反应是气体体积扩大的反应，要求高温低压，当温度升至105℃或再高时，乙醇胺失去碱性，生成的盐类物质发生分解，硫化氢和二氧化碳从“富液”中解析出来，胺液变为“贫液”经换热冷却，再度利用。
MDEA法吸收H2S、CO2，解析H2S、CO2的反应机理：
对于硫化氢：
2R2NH+H2S =(R2
2NH2)2S+ H2S = 2R2NH2HS
对于二氧化碳：
2R2NH+H2O+CO2 =(R2NH2)2CO3
2NH2)2CO3+ H2O+CO2 = 2R2NH2HCO3
上述反应均为可逆反应，在较低温度下(20～40℃)都向右进行吸收，在较高温度(105℃以上)都向左进行(解吸)，这就是H2S及CO2可以常温下被胺液吸收，高温则解吸的原理。
（2）气体脱硫的方法
气体脱硫的方法基本分两类：一类是干法脱硫，将气体通过固体吸附剂床层来脱硫化氢，另一类是湿法脱硫，用液体吸收剂洗涤气体，液体洗涤气体，液体吸收剂主要用乙醇胺，其中乙醇胺具有使用范围广、反应能力强、稳定性好、容易再生等特点，我装置循环氢脱硫采用硫磺车间输送过来的N-甲基二乙醇胺，采用湿法脱硫，是化学吸收过程。
（3）有关概念的解释：
贫液：新鲜或再生后的MDEA溶液；
富液：吸收酸性气后的MDEA溶液；
3.2.3 主要影响因素
3.2.3.1反应过程的影响因素
（1）反应温度
汽柴油加氢精制是一个放热反应，尤其是焦化汽油中的不饱和烃饱和反应时放出大量的热量，从反应热力学上考虑，提高温度不利于加氢反应，而从动力学上则可加快反应速度，而温度过高，就会发生单环和环烷烃的脱氢反应而使十六烷值降低，导致柴油的燃烧性能变坏。同时使加氢裂化反应加剧，氢耗增大，催化剂易结焦。并且因受热力学的限制，柴油的脱硫率和烯烃的饱和率也就下降。因此，汽柴油加氢精制的反应温度不能控制过高。但是过低的反应温度影响了反应速度，使加氢深度不够，导致质量下降，所以在现有的加氢精制装置中，使用不同的催化剂和不同的原料油，采用不同的反应温度。一般的反应温度控制在280℃～370℃左右.本装置使用适合深度脱硫的RS-1000催化剂,?设计原料为直馏柴油、焦化柴油、焦化汽油的多种混合油。反应器入口温度一般控制在295℃～340℃左右。反应器温度一般由加热炉出口温度控制器TIC1015控制，当反应器入口温度过高或者产品质量过剩等需要微调时选择降低加热炉出口温度控制，当反应器第二床层、第三床层、出口温度过高时，可以选择两种调节方式，可以选择降低加氢装置焦化汽油量和打冷氢来控制，一般不采取降低装置负荷来调整，主要通过调整TRCA1024B和TRCA1027B打冷氢控制，控制目的是降低床层温度，保护催化剂运行。
（2）反应压力
反应压力的影响通过氢分压来体现的，系统中的氢分压决定于操作压力、氢油比、循环氢纯度以及原料的气化率。柴油在加氢精制条件下可能是气相，也可能是气、液混合相，因此，压力对柴油加氢精制的影响与汽、煤油相比要复杂些，柴油处于气相时，提高反应的压力，导致反应时间的延长，从而增
加了加氢精制的深度(?特别是对氮的脱除率有明显的提高,而对脱硫没什么影响)。当加氢精制压力逐渐提高到反应系统出现液相时，再继续提高压力，则加氢精制的效果反而变坏。由于催化剂表面扩散速度控制了反应速度，采用增加操作压力来提高氢分压的同时也使催化剂表面的液膜加厚，使扩散困难降低了反应速度。但是，如果采用提高氢油比来提高氢分压，则有利于原料油的气化，降低了催化剂表面上的液膜厚度，提高了反应速度。因此，为了使柴油加氢精制达到最佳效果，应选择刚好使原料油完全汽化的氢分压。我装置反应器入口设计压力为8.2MPa。
（3）空速
空速反映了装置的操作能力，空速的大小受到了反应速度的制约。根据催化剂的活性，原料油的性质和反应速度的不同，空速在较大范围内波动。提高空速，加大了装置的处理能力，但加氢反应浓度下降，对脱氮、脱硫均有影响，特别是对脱氮率影响很大，可导致产品质量不合格。降低空速，固然可以取得质量较高的产品，但降低了装置的处理能力。另外，空速与反应温度这二个因素是相辅相成的，提高空速相当于降低反应温度，提高反应温度也相当于降低空速，在正常生产中，在保证产品质量的前提下，尽可能的提高空速，以增加装置的处理能力。空速大小的调节是通过提高或降低原料油进反应器的流量来实现的。空速的另一个控制点是原料性质的变化，如果原料性质变化过大，硫含量有了30%的上升，就要通过降低空速来确保加氢产品质量合格，以防止加热炉过度提温，造成催化剂结焦速度加快。
（4）氢油比
在加氢系统中，氢分压高对加氢反应在热力学上有利，同时也能抑制生成积碳的缩合反应。维持较高的氢分压是通过大量氢气循环来实现的。因此，加氢过程所用的氢油比大大超过化学反应所需要的数值，提高氢油比可以提高氢分压。有利于传质和加氢反应的进行；另外，大量的氢气还可以把加氢过程放出的热量从反应器内带走，有利于床层温度的平稳。但是氢油比的提高也有一个限度，超过了这个限度，使原料在反应器内停留时间缩短，加氢深度下降，同时增加了动力消耗，使操作费用增大。氢油比也不能过小，太小的氢油比会使加氢深度下降，催化剂积碳率增加；同时，换热器、加热炉管内的气体和液体变得不稳定，会造成系统内的压力、温度波动。因此，要根据具体操作条件选择适宜的氢油比。本装置的氢油比设计值为≦450:1(体积)。?氢油比在正常生产中一般不作较大的调节。如由于客观原因循环量达不到要求，那么只能通过降低进反应器的原料油来满足氢油比的需要。
（5）原料性质
加氢处理装置具有一定的灵活性，可以处理性质范围甚宽的原料。但是，不同的原料性质对装置的操作具有很大的影响，主要影响催化剂的寿命、催化剂平均温度、氢耗量、产品产率与性质、反应器性能。原料油性质的相对恒定是搞好平稳操作的一个重要因素，控制原料油性质的各项指标在规范要求范围之内，是保证加氢处理装置长周期运行的至关重要条件。原料变重时，需升高催化剂平均温度，以维持一定的转化率。另外原料中的非金属杂质和重金属杂质对加氢处理反应以及床层压降影响较大。
3.2.3.2分馏过程的影响因素
影响分馏过程的因素主要有分馏塔的操作压力和操作温度。由于油品的沸点与压力成正比，所以操作压力与操作温度无论哪一因素发生变化，都将直接影响分馏过程。在操作过程中，如果压力低于要
求值，则油品中的各组分的沸点都会下降，使得略重的组分在该操作条件下也汽化进入汽相中，造成塔顶产品中馏程过高；如果是操作温度低于要求值，则油品中轻组分达不到沸点而不能汽化，造成塔底产品中的轻组分含量过高。
3.3 技术特点
3.3.1 装置特点
（1）原料油过滤：为防止反应器因进料中的固体颗粒堵塞导致压降过大而造成非正常停工，在装置内设置自动反冲洗过滤器，脱除大于25微米的固体颗粒。
（2）原料油、脱盐水、贫液罐惰性气体保护：因原料油与空气接触会生成聚合物和胶质，为有效防止结垢，要求罐区原料油罐及装置内原料油缓冲罐和除盐水罐必须用氮气或其它不含氧和硫的气体进行气封。
（3）反应部分用冷高分流程，立式油、水、气三相分离的高压分离器。
（4）高压空冷器前注水，加氢过程中生成的H2S、NH3和HCl，在一定温度下会生成NH4Cl和NH4HS 结晶，沉积在空冷器管束中引起系统压降增大。因此采取三段注水的工艺条件，即在反应流出物空冷器、反应流出物/混合进料换热器（E-101）和反应流出物/低分油换热器（E-102）管程入口处分别注入脱盐水，避免铵盐结晶析出堵塞设备和管道。
（5）采用热壁反应器，设三个催化剂床层。采用洛阳石化工程公司开发的新型反应器，分布器及急冷氢专利技术，其中包括有入口扩散器、顶部分配盘、格栅、冷氢箱、再分配盘、出口收集器等，使进入反应器中催化剂床层的物流分布均匀，减小催化剂床层的径向温差。
（6）采用炉前混氢方案，提高换热器换热效率和减缓结焦程度，同时可充分回收反应流出物的热量。
（7）反应器入口温度通过调节加热炉燃料来控制，床层温度通过调节急冷氢量来控制。
(8)采用新型双壳程换热器，提高换热器传热效率，使反应流出物及柴油产品进空冷器温度尽可能低，提高加热炉入口温度，减小加热炉负荷，降低装置能耗。
(9)新氢压缩机采用电动往复式，两台，一开一备。循环氢压缩机采用离心式压缩机，一台，无备用机。
(10)在原料油中注阻垢剂，减缓原料油的结垢程度，提高换热效率。
(11)分馏部分采用汽油稳定流程。
(12)产品分馏塔顶、稳定塔顶设注缓蚀剂设施，以减轻塔顶馏出物中硫化氢对塔顶系统的腐蚀。
(13)该装置催化剂采用中国石油化工股份有限公司石油化工科学研究院﹙RIPP﹚开发的加氢催化剂RS-1000。
(14)催化剂预硫化采用器内液相湿法硫化、器外再生流程。
(15)设循环氢脱硫设施，减少硫化氢对装置设备与管材的腐蚀。
4 工艺过程说明及流程图
4.1 工艺过程说明
4.1.1 进料系统
自单元外或罐区来的焦化汽油、焦化柴油和直馏柴油混合后经精制柴油/原料油换热器(E-106A/B)换热，进入原料油过滤器(SR-101)除去原料中大于25微米的颗粒，然后进入由燃料气保护的原料油缓冲罐(V-101)。经原料油泵(P-101A/B)升压后，在流量控制下，与混合氢混合（为防止和减少后续管线设备结垢，在精制柴油/原料油换热器(E-106A/B)壳程入口注入阻垢剂）。混合进料经流出物/混合进料换热器(E-101A/B)换热进入反应进料加热炉(F-101)。
4.1.2 反应器系统
混合进料经加热至反应所需温度后进入加氢精制反应器(R-101)，在催化剂作用下进行脱硫、脱氮、烯烃饱和、芳烃饱和等反应。该反应器设置三个催化剂床层，床层间共设有二段注急冷氢设施。
来自R-101的反应流出物，经E-101A/B、反应流出物/低分油换热(E-102A/B)依次与混合进料和低分油换热，然后经反应流出物空冷器(E-105A/B/C/D)冷却至45℃后进入高压分离器(V-102)。为了防止反应流出物在冷却过程中析出铵盐，堵塞管道和设备，通过注水泵(P-102A/B)将脱盐水分别注至E-105上游侧和E-101、E-102管程入口的管道中。冷却后的反应流出物在高压分离器(V-102)中进行气、油、水三相分离，顶部出来循环氢经循环氢脱硫塔入口罐V-104分液后，进入循环氢脱硫塔底部；自贫溶剂罐缓冲罐V-110来的贫溶剂经循环氢脱硫塔溶剂P-103A/B升压后进入T-101第一层塔盘上。脱硫后的循环氢自T-101顶部出来，进入循环氢压缩机入口分液罐V-105分液后进入循环氢压缩机C-101升压，然后分两路：一路作为急冷氢去反应器控制反应器床层温升；一路与来自新氢压缩机(C-102A/B)出口的新氢混合成为混合氢。T-101塔底富溶剂在液位控制下送至富液闪蒸罐V-307，经闪蒸后酸性气及富液送至硫磺硫磺车间进行处理。含硫化氢和氨的污水自V-102底部排出，与低压分离器(V-103)含硫污水及产品分馏塔回流罐V-201稳定塔回流罐V-202排出的含硫污水合并，在含硫污水罐V-301中闪蒸后送至硫磺单元处理；高分油相在液位控制下经调节阀减压后进入低压分离器(V-103)。在低压分离器中，加氢生成油进行闪蒸分离。闪蒸出的低分气送至硫磺单元脱硫；低分油经E-102A/B换热后至分馏部分。
装置的补充氢自制氢装置来，经新氢压缩机入口分液罐(V-106)分液后进入C-102A/B，经两级升压后与C-101出口的循环氢混合后成为混合氢。
4.1.3 常压分馏部分
自反应部分来的低分油经(E-102A/B)、精制柴油/低分油换热器(E-201A/B/C)依次与反应流出物、精制柴油换热后，进入产品分馏塔T-201。T-201设有28层高效浮阀塔盘。塔顶油气经产品分馏塔顶空冷器(E-210)、产品分馏塔顶后冷器(E-203)冷凝冷却至40℃后进入产品分馏塔顶回流罐(V-201)中，进行气、油、水分离，闪蒸出的气体与稳定塔顶气合并后送至焦化单元脱硫；含硫污水与稳定塔含硫污水及反应部分的含硫污水合并，在V-301中闪蒸后送至硫磺单元处理；油相经产品分馏塔顶回流泵
(P-203A/B)升压后分成两路，一路作为塔顶回流，另一路作为稳定塔(T-202)进料。
T-201塔底油经精制柴油泵(P-201A/B)升压后，依次经稳定塔底重沸器(E-205)、E-201A/B/C、精制柴油蒸汽发生器E-207、精制柴油∕低温热水换热器E-208及精制柴油空冷器(E-212)冷却至50℃后在T-201液位控制下送出装置。产品分馏塔热源由产品分馏塔底重沸炉(F-201)提供。
T-201塔底油经产品分馏塔底重沸炉泵(P-202A/B)升压、F-201加热后返回T-201底部。
T201塔顶粗汽油经稳定汽油/粗汽油换热器(E-202A/B)换热后在V-201液位控制下进入稳定塔(T202)。T-202设有20层高效浮阀塔盘。T-202塔顶油气经稳定塔顶空冷器(E-211)、稳定塔顶后冷器(E-204)冷凝冷却至40℃后进入稳定塔顶回流罐(V-202)中，进行气、油、水分离，闪蒸出的气体与T-201塔顶气合并后送至焦化单元脱硫；油相经稳定塔顶回流泵(P-204A/B)升压后全部作为塔顶回流；含硫污水与V-201含硫污水合并后进入V-301中闪蒸后送至硫磺单元处理；稳定塔采用精制柴油作为塔底重沸器(E-205)热源。
T-202塔底油经稳定汽油P-205A/B升压后，再依次经E-202A∕B、稳定汽油空冷器(E-213)、稳定汽油后冷器(E-206)冷却至40℃后作为稳定汽油产品送出装置。
4.2 工艺原则流程图
工艺流程图见140×104 t/a加氢精制装置工艺流程图见附件1。
4.3 控制流程图见140×104 t/a加氢精制装置工艺流程图见附件2。
5 主要工艺指标和技术经济指标
5.1 设计物料平衡
5.1.1操作初期：
表5.1 操作初期物料平衡表
5.1.2操作末期：
表5.2 操作末期物料平衡表
5.2 主要技术经济指标及装置能耗
5.2.1.1 公用工程消耗
表5.3 公用工程消耗表
5.2.1.2化工原材料、药剂消耗
表5.4化工原料及药剂消耗
5.2.2 装置能耗
表5.5 装置能耗消耗计算汇总表
5.5 化验分析一览表
6 主要原料及辅助材料性质
6.1 主要原料性质
本装置原料油为焦化汽油、焦化柴油和直馏柴油的混合油，其条件如下：
表6.1原料油性质
6.2 主要辅助材料性质
装置所需新氢由氢气管网提供。新氢条件如下：
进装置温度：40℃
进装置压力：2.4MPa(G)
组成如下:
表6.2 产品氢组成
6.2.2 液体三剂
化学药剂技术规格与物化性质
6.2.2.1主要化学药剂物化性质
表6.3 主要化学药剂物化性质
阻垢剂拟选用，为油溶性，棕红色油状液体，密度20℃为0.86～0.96g/cm3,能有效阻止油品结垢。
6.2.2.3缓蚀剂
汽提塔顶H2S含量较高，为保护汽提塔系统，在塔顶管线注入缓蚀剂减缓H2S的腐蚀。缓蚀剂拟选用，为水溶性，黄色或黄褐色液体，密度（20℃）为0.85～0.95g/cm3,对油品质量无不良影响。
6.2.3 固体三剂
催化剂性质及技术规格
表6.4 催化剂技术规格
7 产品及中间产品性质
7.1 稳定汽油
装置生产的稳定汽油硫、氮含量及其他杂质均很低，一部分作为催化重整装置的原料，一部分作为乙烯料，还有一部分可以做异构化装置的原料。其性质如下表：
表7.1 稳定汽油性质
7.2精制柴油
该装置主要产品为满足GB252-2000质量标准的精制柴油，其中特别要求柴油产品中S含量﹤350μg/g。
其性质如下：
表7.2 精制柴油性质
8 工艺指标调整
8.1 工艺调整总体原则
(1)严格按工艺卡片操作，对参数的调节要求准确迅速；
(2)在保证开工周期的前提下，优化操作条件，提高轻油收率和保证产品质量；
(3)在保证工艺指标合格的前提下，降低装置能耗；
(4)操作不正常时，减小危害性操作，尽快实现平稳；
(5)发生事故时，严格遵循事故处理原则，化解和减小事故造成的危害。
8.2 工艺调整方案
8.2.1 反应系统调整
按工艺指标操作，控制合理的反应深度，并保证原料油系统、反应系统、循环氢系统及高压冷换系统的正常运行；明确本系统的异常操作法事故处理方法；确保加热炉F101的正常运转。
8.2.1.1产品质量的正常调节
8.2.1.1.1溴价
精柴溴价的高低除了与原料油本身的溴价高低有直接关系外，还取决于加氢反应的深度，当原料油
分析中溴价较高，应适当提高反应器的入口温度，使反应更完全，达到降低溴价的目的，在一般情况下，空速和反应压力、氢油比这三个参数不作为调节溴价的手段，一般汽柴油加氢装置原料中溴价在20-30 gBr/100ml之间，基本上在295-340℃的入口温度下都能非常充分的加氢饱和，精制后的油品中溴价在1-2gBr/100ml之间。
溴价高的因素：
（1）原料溴价高；
（2）催化剂活性下降；
（3）催化剂积炭；
（4）氢油比过低；
（5）反应温度低；
（6）E-101内漏；
溴价高的处理：
（1）联系调度调整原料性质，降低溴价；
（2）催化剂更换或再生处理；
（3）催化剂再生或撇头；
（4）增大氢油比；
（5）提高反应温度；
（6）E-101堵漏或更换；
8.2.1.1.2硫含量
精制柴油中硫含量的高低除了与原料油含硫量，分馏部分的操作情况有关外，还与反应的深度和换热器泄漏有关。首先，在日常生产中，必须稳定进料量，调整好汽柴油进料的比例，不能大幅度的变化，其次，当精柴中硫含量高时，可适当提高反应温度，即通过调整TIC-1015这个回路，提高F-101出口温度达到降低硫含量的目的。在一般情况下，空速和反应压力、氢油比这三个参数不作为调节精柴含硫量的手段。主要以F-101出口温度为主要调节手段。
精制柴油硫含量偏高的影响因素：
（1）原料的硫含量过高；
（2）反应温度低；
（3）反应压力低；
（4）催化剂活性下降；
（5）催化剂积炭；
（6）原料与反应流出物高压换热器内漏；
（7）原料量过大或催化剂空速高；
（8）反应器内物流不均，脱硫效果差；
硫含量过高的处理：
（1）降低原料的硫含量；
（2）提高反应温度；
（3）提高反应压力；
（4）催化剂再生或更换；
（5）催化剂再生；
（6）检修换热器；
（7）平稳原料量；
（8）适当提高装置循环量，根据反应器温度调整；
8.2.1.1.3氮含量
柴油或焦化柴油中氮化物较难脱除，在日常生产中，首先通过提高反应温度加深反应浓度来解决，如果上述方法仍解决不了问题，就必须降低空速，延长反应时间，使氮化物更充分转化成烃类和氨。一般说来，提高压力、降低空速对提高脱氮率有明显效果。
产品含量偏高的影响因素：
（1）原料的氮含量过高；
（2）反应温度低；
（3）反应压力低；
（4）催化剂活性下降；
（5）催化剂积炭；
（6）原料与反应流出物高压换热器内漏；
（7）原料量过大或催化剂空速高；
（8）反应器内物流不均，脱硫效果差；
氮含量过高的处理：
（1）降低原料的氮含量；
（2）提高反应温度；
（3）提高反应压力；
（4）催化剂再生或更换；
（5）催化剂再生；
（6）检修换热器；
（7）平稳原料量；
（8）适当提高装置循环量，根据反应器温度调整；
8.2.1.2 操作参数正常操作调节
8.2.1.2.1反应器入口温度控制
炉出口温度是控制反应温度的主要手段，炉出口温度的变化直接影响反应入口温度和反应器床层温度的波动，因此在正常生产过程中，必须精心调节保证炉出口温度的稳定。