焦化粗苯精制催化反應(yīng)部分

1、目 錄第一章 設(shè)計(jì)說明11.1 反應(yīng)工段描述1第二章 設(shè)計(jì)方法說明22.1 加氫方法選擇22.2加氫工藝說明52.3反應(yīng)器設(shè)計(jì)結(jié)果62.4 強(qiáng)度校核計(jì)算說明7第三章 設(shè)備說明93.1標(biāo)準(zhǔn)設(shè)備93.2非標(biāo)設(shè)備9第四章 過程控制104.1 控制方案描述104.2 設(shè)備管道儀表流程114.3 開停工方案11第五章 設(shè)備條件圖13第六章 安全環(huán)保因素146.1 敏感性技術(shù)分析146.2 安全技術(shù)規(guī)程176.3 安全衛(wèi)生技術(shù)規(guī)程186.4物料的爆炸危險(xiǎn)性分析19參考文獻(xiàn)221.1 附錄一241.1.1催化劑用量尺寸計(jì)算241.1.2反應(yīng)器催化劑層相關(guān)數(shù)據(jù)計(jì)算271.2 附錄二311.2.1反應(yīng)器R020

2、1311.2.2反應(yīng)器R0202371.3 附錄三44附件1 反應(yīng)工段PFD45附件2 反應(yīng)工段流股組成46附件3 反應(yīng)工段PID47附件4 反應(yīng)工段工藝設(shè)備表48附件5 反應(yīng)工段通用工藝條件表49附件6 反應(yīng)工段流量計(jì)工藝條件表50附件7 反應(yīng)工段設(shè)備圖51外文資料中文譯文致 謝 第一章 設(shè)計(jì)說明1.1 反應(yīng)工段描述本工段是將分離出重苯的焦化粗苯先進(jìn)行加氫反應(yīng)，然后進(jìn)行脫硫脫氮反應(yīng)最后得到加氫油的一個(gè)工段，由兩個(gè)反應(yīng)器（加氫反應(yīng)器和脫硫脫氮反應(yīng)器）、一個(gè)加熱爐、換熱網(wǎng)絡(luò)及控制系統(tǒng)組成。 本工段中的R0201加氫反應(yīng)器的進(jìn)料由三部分組成：由工段1來的經(jīng)加壓換熱后的輕苯、工段3經(jīng)加壓換熱的循環(huán)氫

3、氣和新鮮氫氣。其中輕苯和循環(huán)氫氣均以達(dá)到加氫反應(yīng)器的反應(yīng)條件：2.9MPa、210，而新鮮氫氣達(dá)不到反應(yīng)條件，需要多級(jí)壓縮系統(tǒng)加壓，從而達(dá)到反應(yīng)的溫度和壓力。加氫反應(yīng)器的出料（2.8Mpa、230）先經(jīng)過換熱器與脫硫脫氮反應(yīng)器的出料（加氫油2.5MPa/370）預(yù)熱達(dá)到2.8Mpa、255，再經(jīng)加熱爐加熱達(dá)到2.8Mpa、340，其中加熱爐所用的燃料是焦?fàn)t煤氣，加熱爐的廢熱交給廢熱鍋爐處理。物料再經(jīng)過一個(gè)減壓閥達(dá)到脫硫脫氮反應(yīng)器的反應(yīng)條件（2.7Mpa、340）進(jìn)行反應(yīng)，出料（3.7Mpa、370）跟加氫反應(yīng)器的出料換熱后（2.5Mpa、347）交由工段1的換熱網(wǎng)絡(luò)進(jìn)行換熱處理。第二章 設(shè)計(jì)方

4、法說明142.1 加氫方法選擇焦化粗苯精制的方法主要有酸洗精制工藝和加氫精制工藝,酸洗精制工藝是一種較陳舊的工藝方法,由于其具有工藝流程簡單、操作靈活、設(shè)備簡單、材料易得和在常溫常壓下運(yùn)行等優(yōu)點(diǎn),目前國內(nèi)中小型焦化廠應(yīng)用廣泛,但在先進(jìn)國家已基本淘汰,主要問題是酸性聚合物不易處理、環(huán)境保護(hù)差、產(chǎn)品得率低、產(chǎn)品質(zhì)量差等。加氫精制工藝是50年代發(fā)展起來的一種凈化工藝,它的采用解決了傳統(tǒng)酸洗精制工藝所難以解決的初餾分、酸焦油問題,同時(shí)苯損失最少,產(chǎn)品質(zhì)量有了突破性的提高,滿足了各種用戶的需求,所以該工藝得到了廣泛的運(yùn)用。目前適合粗苯加氫的工藝主要有高溫加氫法(Litol法)和低溫加氫溶劑法。低溫加氫溶

5、劑法有以N - 甲酰嗎啉為溶劑的加氫工藝(簡稱K. K法)和以環(huán)丁砜為溶劑的加氫工藝(簡稱環(huán)丁砜法) 。2.1.1 兩種常見的加氫方法高溫加氫法和低溫加氫溶劑法2.1.1.1高溫加氫法(Lito法)高溫加氫精制法(Litol法)是將原料粗苯先經(jīng)預(yù)分餾塔分出輕、重組分C9+ 。重組分C9+作為副產(chǎn)品外銷,輕苯去進(jìn)一步加氫處理。在預(yù)處理和Lito反應(yīng)器中進(jìn)行加氫反應(yīng),使不飽和芳烴飽和、發(fā)生脫硫、脫氮反應(yīng)、芳烴脫烷基等一系列反應(yīng),使硫及氮化合物轉(zhuǎn)化為H2S及NH3 ,以便在精制過程中進(jìn)一步脫除,經(jīng)過精餾得到精苯產(chǎn)品。該法反應(yīng)溫度為600 630 , 反應(yīng)壓力為6. 0MPa。Lito法除了加氫精制功

6、能,還能將粗苯中的甲苯和二甲苯經(jīng)催化脫烷基反應(yīng)轉(zhuǎn)化為苯,苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)達(dá)到99. 9 % ,苯凝固點(diǎn)大于5. 4 , 噻吩質(zhì)量分?jǐn)?shù)小于0.510-6 ,苯產(chǎn)品質(zhì)量很高。由于高溫法反應(yīng)溫度與反應(yīng)壓力都很高,對(duì)設(shè)備、管道、儀表等的材質(zhì)和質(zhì)量要求很高,制造難度與投資也大,操作運(yùn)轉(zhuǎn)過程危險(xiǎn)性相對(duì)較大。同時(shí)該過程把價(jià)值較高的甲苯和二甲苯、乙苯等轉(zhuǎn)化為苯,經(jīng)濟(jì)上不盡合理。2.1.1.2 低溫加氫溶劑法低溫加氫溶劑法是指以N - 甲酰嗎啉為溶劑的加氫工藝(簡稱K. K法)和以環(huán)丁砜為溶劑的加氫工藝(簡稱環(huán)丁砜法) 。2.1.1.2.aK. K法K. K法是將原料粗苯直接進(jìn)入加氫系統(tǒng),經(jīng)蒸發(fā)器,預(yù)反應(yīng)器和主反應(yīng)

7、器加氫后得到加氫油。加氫油在高壓分器中分離出循環(huán)氣循環(huán)使用,分離出的加氫油在穩(wěn)定塔排出尾氣后進(jìn)入預(yù)分餾塔,塔底的C8餾分去二甲苯塔生產(chǎn)混合二甲苯,塔頂分離出的苯、甲苯餾分進(jìn)入萃取蒸餾塔分離出非芳烴后經(jīng)汽提塔和純苯塔得到純苯和甲苯。2.1.1.2.b環(huán)丁砜法環(huán)丁砜法是將原料粗苯首先在預(yù)分餾塔中除去重組分C9+,輕苯進(jìn)入加氫反應(yīng)系統(tǒng),脫除硫、氮等雜質(zhì)化合物,并將不飽和烯烴得到飽和,得到的加氫產(chǎn)物進(jìn)入抽提工序,利用芳烴和非芳烴在萃取劑中的不同溶解度,使芳烴和非芳烴得到分離,非芳烴可以作為有用的化工原料外銷,芳烴混合物經(jīng)過精餾過程分別得到苯、甲苯和二甲苯產(chǎn)品。低溫加氫精制法采用較低溫度(小于400 )

8、的粗苯加氫精制法,也能得到高質(zhì)量的苯、甲苯和二甲苯。低溫法反應(yīng)條件比較溫和,反應(yīng)溫度約為320380 , 壓力為3. 03. 5MPa,由于反應(yīng)溫度和壓力都較低,設(shè)備和管道的材料容易解決,因此建廠投資較低,操作過程危險(xiǎn)性可大為降低。2.1.1.2.c粗苯加氫工藝選擇從上述比較分析可以看出,低溫加氫溶劑法明顯優(yōu)于Lito法,所以加氫工藝應(yīng)優(yōu)先選擇低溫溶劑法。目前世界上比較成熟的粗苯低溫加氫精制工藝有兩種,一種是由德國伍德公司開發(fā)的以N - 甲酰嗎啉為萃取劑的加氫工藝(簡稱K. K法) , 另一種是由美國Lyondell公司開發(fā)的以環(huán)丁砜為萃取劑的加氫工藝。兩種溶劑法差別不大,都是通過對(duì)加氫油加入

9、萃取劑進(jìn)行萃取蒸餾,然后對(duì)萃取液進(jìn)行分離以分離出產(chǎn)品。但美國Lyondell公司的加氫技術(shù)和德國伍德公司的加氫精技術(shù)相比有以下優(yōu)點(diǎn):(1)美國Lyondell公司的輕焦油選擇性加氫精制和環(huán)丁砜芳烴抽提技術(shù)很好地解決了粗苯精制工藝中的難題,不僅使低價(jià)值的輕焦油變成高附加值產(chǎn)品,而且產(chǎn)品回收率高(BTX 的產(chǎn)率分別達(dá)到97. 5%、97. 5%、115% ) ,純度高(BTX 的純度分別為99. 95%、99. 8%、98. 6% ) ,其苯、甲苯、二甲苯分別達(dá)到生產(chǎn)硝基苯、甲基環(huán)己烷和TD I級(jí)(甲苯二異氰酸酯)的要求,更重要的是環(huán)境無污染。德國伍德公司的選擇性加氫精制和以N - 甲酰嗎啉為溶劑

10、芳烴抽提技術(shù)也解決了粗苯精制工藝中的難題,生產(chǎn)的苯純度高,但所得苯產(chǎn)品堿性氮含量不能控制在0.110-6以下,無法生產(chǎn)主要下游產(chǎn)品苯乙烯,只能用來生產(chǎn)苯胺、氯苯等,產(chǎn)品附加值低,產(chǎn)品銷售受局限。(2)美國Lyondell公司的選擇性加氫精制在低溫、低壓、低氫油比的溫和反應(yīng)條件下,實(shí)現(xiàn)了高產(chǎn)品質(zhì)量和高收率。同時(shí)低溫、低壓意味著裝置投資低,操作既安全,又節(jié)省操作費(fèi)用,同時(shí)低溫可延長催化劑使用壽命。(3)美國Lyondell公司加氫工藝因?yàn)槭且合嗉託?不需連續(xù)蒸發(fā)器,蒸發(fā)方式簡單有效。在設(shè)備投資上省去價(jià)格昂貴的蒸發(fā)器,節(jié)省設(shè)備投資,而且更適合輕苯作為原料的情況。(4)環(huán)丁砜溶劑本身具有許多其他溶劑所

11、不具備的優(yōu)點(diǎn):例如溶劑選擇性高,溶解能力大,熱化學(xué)穩(wěn)定性好,從而使其工藝流程簡單,投資費(fèi)用低,水電汽消耗也低。綜上所述,我們對(duì)上述兩種工藝從工藝技術(shù)、設(shè)備投資、經(jīng)濟(jì)效益等方面進(jìn)行綜合評(píng)價(jià)的基礎(chǔ)上,最終選定更有競爭優(yōu)勢的美國Lyondell公司加氫技術(shù)，即環(huán)丁砜法。加氫方法選擇結(jié)果：低溫加氫溶劑法（環(huán)丁砜萃取劑）2.1.1.3.環(huán)丁砜加氫工藝環(huán)丁砜加氫精制工藝共分2個(gè)主要工序：加氫精制和抽提、精餾工序。本報(bào)告只設(shè)計(jì)加氫精制部分，抽提、精餾工序?qū)⒃诤竺娴膱?bào)告中詳細(xì)介紹。2.1.1.3.a 加氫精制預(yù)分餾塔塔頂產(chǎn)品經(jīng)過泵加壓并和氫氣混合后經(jīng)過和反應(yīng)產(chǎn)物、高溫?zé)嵩磽Q熱后達(dá)到反應(yīng)溫度后進(jìn)入預(yù)反應(yīng)器,預(yù)反

12、應(yīng)器在低溫(21015)下進(jìn)行選擇性加氫,將原料中的二烯烴、苯乙烯飽合轉(zhuǎn)化成乙苯,反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)過和主反應(yīng)器產(chǎn)物換熱、加熱爐加熱后達(dá)到主反應(yīng)器的溫度進(jìn)入主反應(yīng)器,使用高脫硫、脫氮的CoMo催化劑,在溫和條件下氣相加氫將原料中的吡啶、噻吩等雜環(huán)化合物中的硫、氮雜質(zhì)除去,生成H2S、NH3和不含S、N 雜質(zhì)的烴類,將預(yù)反應(yīng)器中未飽和的單烯烴飽和,而使芳烴的飽和度最小,以提高目的產(chǎn)品芳烴的產(chǎn)率2.1.1.3.b環(huán)丁砜法低溫加氫精制法工藝特點(diǎn)環(huán)丁砜法經(jīng)過多年的運(yùn)行,具有以下工藝特點(diǎn):環(huán)丁砜法催化加氫工藝對(duì)加工的原料適應(yīng)性強(qiáng),靈活性大。設(shè)計(jì)裝置可以加工不同原料(重整產(chǎn)物、裂解汽油、氫焦化油及上述混合物) ;

13、 脫S、N效果好,最小芳烴飽和,芳烴損失小; 全部設(shè)備可立足國內(nèi),不需從國外進(jìn)口,節(jié)省投資,備品備件易解決,建設(shè)周期短,投產(chǎn)快,投資收回時(shí)間短; 設(shè)計(jì)中充分利用工藝生產(chǎn)過程中的余熱換熱,以降低能耗,提高企業(yè)的經(jīng)濟(jì)效益; 溶劑無毒性,整個(gè)工藝過程幾乎不產(chǎn)生廢渣和廢液,基本上消除了三廢,環(huán)保效果好。裝置內(nèi)各排放點(diǎn)放出的廢氣經(jīng)過集中收集后進(jìn)入廢氣處理系統(tǒng),對(duì)含硫成分進(jìn)一步處理,工藝過程中的事故排放氣排入火炬進(jìn)行焚燒處理;廢水量很少,并且排入集中的污水處理系統(tǒng)。2.2加氫工藝說明從高壓分離器來的循環(huán)氫氣與從預(yù)分離系統(tǒng)來的輕苯混合（均達(dá)到操作壓力和操作溫度），進(jìn)入預(yù)反應(yīng)器R0201。預(yù)反應(yīng)器入口溫度與催

14、化劑活性有關(guān)，在190至225之間?；旌衔镞M(jìn)入預(yù)反應(yīng)器R0201的底部，向上流動(dòng)經(jīng)催化劑床層，在此，雙烯烴、苯乙烯、在催化劑Ni-Mo作用下，被加氫飽和?；旌衔飶念A(yù)反應(yīng)器頂部離去。由于反應(yīng)放熱，預(yù)反應(yīng)器出口溫度與催化劑、循環(huán)狀態(tài)以及預(yù)反應(yīng)器入口溫度有關(guān)，預(yù)反應(yīng)器的出口溫度在205至240之間。從預(yù)反應(yīng)器底部出來的混合物，經(jīng)換熱器E0201與主反應(yīng)器流出物換熱，再經(jīng)加熱爐B0201加熱，達(dá)到主反應(yīng)器所需的入口溫度，然后經(jīng)主反應(yīng)器R0201頂部進(jìn)入主反應(yīng)器。主反應(yīng)器入口溫度開工初期290，后期為340。加熱爐的燃料為瓦斯氣，加熱爐的煙道氣送到廢熱鍋爐進(jìn)行廢熱回收。在開工初期，催化劑是新的，起活性較

15、高，主反應(yīng)器入口溫度可以為260。主反應(yīng)器中，氣體混合物經(jīng)Co-Mo催化劑床層，向下流動(dòng)，在此發(fā)生原料脫硫、脫氮氧和烯烴加氫反應(yīng)。由于主反應(yīng)器中反應(yīng)時(shí)放熱反應(yīng)，主反應(yīng)器出口溫度升高到310370，主反應(yīng)器出口混合氣體壓力約為2.5Mpa。主反應(yīng)器內(nèi)發(fā)生的反應(yīng)如下：CnH2n+H2=CnH2n+2單烯烴+氫氣=鏈烷烴C2H6S+H2=C2H6+H2S硫醇+氫氣=丁烷+硫化氫C4H4S+4H2=C4H10+H2S噻吩+氫氣=丁烷+硫化氫C6H6O+H2=C6H6+H2O苯酚+氫氣=苯+水C8H6O+3H2=C8H10+H2古馬隆+氫氣=乙基苯+水C4H7N+5H2=C4H10+NH3吡啶+氫氣=丁

16、烷+氨氣C6H7N+5H2=C6H14+NH3苯胺+氫氣=己烷+氫氣芳烴的加氫反應(yīng)：C6H6+3H2=C6H12苯+氫氣=環(huán)己烷C7H8+3H2=C7H14甲苯+氫氣=甲基環(huán)己烷C8H10+3H2=C8H16乙基苯+氫氣=乙基環(huán)己烷主反應(yīng)器中，催化劑分兩層，從PSA制氫裝置來的補(bǔ)充新鮮氫氣，經(jīng)分布裝置從兩層催化劑床層中間進(jìn)入主反應(yīng)器，補(bǔ)充氫氣中的微量的氧在第二層催化劑床層經(jīng)氫化處理而被除去，以比面發(fā)生聚合反應(yīng)。反應(yīng)器R0201和R0202內(nèi)的催化劑在生產(chǎn)過程中會(huì)失去一些活性，當(dāng)活性減低到一定值時(shí)需要催化劑再生，再生時(shí)用蒸汽及空氣燒掉催化劑上的沉積物，恢復(fù)催化劑的活性。從主反應(yīng)器底部送出的加氫氣

17、體經(jīng)過換熱器E0201，對(duì)進(jìn)入主反應(yīng)器的加氫油預(yù)熱后，被冷卻后送到預(yù)分離工段的換熱器E0107對(duì)物料預(yù)熱同時(shí)自身被冷卻。2.3反應(yīng)器設(shè)計(jì)結(jié)果表2-1 反應(yīng)器設(shè)計(jì)結(jié)果參數(shù)R0201R0202操作溫度T（K）483.15613.15操作壓力P（Mpa）2.92.7設(shè)計(jì)溫度T（K）531.47674.47設(shè)計(jì)壓力P（Mpa）3.192.97質(zhì)量流率Gm (kg/h)59955995摩爾流率Vm（mol/h）265.89269.02標(biāo)況下Vg體積流率（m3/h）5955.916026.03工況下Vg體積流率（m3/h）370.19368.32設(shè)計(jì)壓力溫度條件下Vg體積流率（m3/h）368.29507

18、.92Vs體積空速（h-1）1500.00600.00Vc催化劑體積（m3）3.9710.04反應(yīng)器內(nèi)徑Di（mm）1200.001200.00床層截面積F（m2）0.510.71反應(yīng)器高度H（m)7.7614.24空床氣體流速G（m/s）0.200.20反應(yīng)氣體粘度（Pas）1.46E-051.46E-05表2-2 催化劑基本性質(zhì)參數(shù)R201R202催化劑形狀圓柱體圓柱體催化劑尺寸（mm）3*73*7堆密度kg/m3800750空隙率0.250.25表2-3 反應(yīng)器催化劑層相關(guān)數(shù)據(jù)計(jì)算結(jié)果催化劑性質(zhì)R0201R0202粒子外表面積ap（m2）8.01E-058.01E-05比表面積當(dāng)量直徑d

19、s（m)3.71E-033.71E-03堆密度（kg/m3）800.00 750.00 空隙率0.25 0.25 反應(yīng)氣體的平均相對(duì)分子質(zhì)量M22.55 22.28 反應(yīng)氣體密度(kg/m3)16.29 11.81 雷諾數(shù)Re1105.73 801.76 摩擦系數(shù)f1.75 1.94 床層壓力降p(Pa).60 .46 p(MPa)0.110.172.4 強(qiáng)度校核計(jì)算說明采用中國石化開發(fā)的石油化工靜設(shè)備計(jì)算機(jī)輔助設(shè)計(jì)系統(tǒng) VCAD 3.2 版-鋼制塔式容器計(jì)算程序?qū)T分離塔進(jìn)行強(qiáng)度校核。VCAD是由洛陽石化工程公司、大慶石化設(shè)計(jì)院、北京設(shè)計(jì)院、蘭州石化設(shè)計(jì)院、巴陵石化設(shè)計(jì)院、長嶺煉油廠設(shè)計(jì)院

20、、高橋石化公司設(shè)計(jì)院、北京石化工程公司聯(lián)合開發(fā)。VCAD具有強(qiáng)大的設(shè)計(jì)功能，可以根據(jù)用戶輸入的工藝條件和必要參數(shù)，自動(dòng)完成指定常規(guī)設(shè)備的理論計(jì)算，生成計(jì)算書，自動(dòng)完成裝配圖、零部件圖、結(jié)點(diǎn)圖的尺寸、加工符號(hào)及形位公差的標(biāo)注，自動(dòng)完成件號(hào)和圖號(hào)的編寫等等。我們使用其理論計(jì)算功能完成常規(guī)設(shè)備的強(qiáng)度校核。在塔設(shè)備的布置時(shí)，將再沸器和冷凝器分布在建筑臺(tái)面，在計(jì)算過程中，不考慮由此造成的偏心載荷的作用。計(jì)算結(jié)果見附錄二第三章 設(shè)備說明3.1標(biāo)準(zhǔn)設(shè)備補(bǔ)充氫氣壓縮機(jī)C-0201A/B 二臺(tái)型號(hào)：APTK1361-93A/BQ=310m3/h P1=16.0bar P2=32.0bar附電機(jī)：N=22KW n

21、=1450r/min3.2非標(biāo)設(shè)備1預(yù)反應(yīng)器 R0201 一臺(tái)DN1200 H=10290 單重：10.28t Ni-Mo催化劑2.主反應(yīng)器R0202 一臺(tái)DN1200 H=17760 單重：18.21t Co-Mo催化劑3.主反應(yīng)器加熱爐 B0201 一臺(tái)缺省第四章 過程控制4.1 控制方案描述4.1.1 控制要求反應(yīng)器的首要控制目標(biāo)為保證產(chǎn)品的反應(yīng)充分，純度達(dá)標(biāo)，在此基礎(chǔ)上使反應(yīng)器的總收益最大或成本最小。對(duì)反應(yīng)器來說，從以下四個(gè)方面考慮，設(shè)置必要的控制系統(tǒng)。1、產(chǎn)品質(zhì)量控制；2、物料平衡控制；3、能量平衡控制；4、約束條件控制（溫度、壓力、流量）；4.1.2 基本控制方案的選擇控制方案有多

22、種： 1、按一端質(zhì)量指標(biāo)的控制方案； 2、按兩端質(zhì)量指標(biāo)的控制方案； 3、反應(yīng)器的壓力控制方案； 4、反應(yīng)器溫度控制方案； 5、管道流量控制方案；4.1.3 控制簡介反應(yīng)器產(chǎn)品質(zhì)量指標(biāo)控制：在反應(yīng)器R-201和R-202出料管線設(shè)置取樣口，定期或不定期取樣檢測產(chǎn)品質(zhì)量指標(biāo)。反應(yīng)器壓力控制：采用反應(yīng)器入口和出口壓力檢測及催化劑床層壓力檢測控制反應(yīng)器壓力。反應(yīng)器溫度控制：采用反應(yīng)器入口和出口溫度檢測及催化劑床層溫度檢測控制反應(yīng)器溫度。管道流量控制：采用流量控制和流量監(jiān)測相結(jié)合的方式控制管道流量。具體控制示意見PID圖。4.2 設(shè)備管道儀表流程見附圖4.3 開停工方案4.3.1開工前的準(zhǔn)備工作：（1）檢查所有的氫氣、循環(huán)氣體、油路管線及所有設(shè)備用氮?dú)獯祾?。?）重新檢查并處理了所有法蘭，閥門，清除了銹蝕。（3）取樣分析排放氮?dú)夂趿?.5%（4）加氫系統(tǒng)管路吹掃如下：從氫氣壓縮機(jī)的吸入管上行接一個(gè)氮?dú)廛浌?。排出閥，流量控制旁路關(guān)掉，打開設(shè)備上的旁路，經(jīng)發(fā)散線，每一臺(tái)設(shè)備加減壓幾次，用氮?dú)獯祾咧裂h(huán)氣管線的排出管，經(jīng)排出管排除。關(guān)掉主反應(yīng)器R0202的補(bǔ)充氫氣管的入口閥，從氫氣壓縮機(jī)C0201A/B吹掃至主反應(yīng)器R0202。加氫系統(tǒng)用低壓的氮?dú)馊看祾吆?，將循環(huán)氣體系統(tǒng)加壓到810bar，啟動(dòng)一