1、2023年5月24日,加氢裂化装置培训课件,2023年5月24日,前沿：装置简单流程介绍,2023年5月24日,前沿：装置简单流程介绍,2023年5月24日,一、加氢裂化装置介绍二、生产方法及反应机理三、工艺技术路线及流程四、装置开停工过程中的关键操作五、装置关键设备介绍六、装置技术经济水平七、装置生产中存在问题及解决措施八、装置实际操作条件介绍九、加氢裂化装置实际操作注意事项,2023年5月24日,一、装置简介,加氢裂化装置于2002年10月开始筹建，2004年6月1日工程正式中交，并于同年8月28日19时37分实现装置一次投料成功，并生产出合格产品。由中油第一建筑公司、大庆石化工程公司、大
2、庆市建安集团共同承建。装置总投资为59672.32万元，总占地面积8479平方米。装置的基础设计部分由中国石化工程建设公司北京设计院完成，详细设计部分由大庆石化设计院完成。由反应、分馏、热工和公用工程等部分组成.加氢裂化装置承担着大庆石化公司的成品油质量，改善产品结构，并为乙烯提供优质裂解原料的重任。,2023年5月24日,加氢裂化装置原料为炼油厂常减压一套、二套装置的常三、常四、减一、减二、减三线油以及一制蜡装置的发汗蜡和蜡脱油装置的溶剂脱蜡油。2006年2月装置原料优化后，原料为常减压一套、二套装置的常三、常四、减一、减二油，以及焦化柴油、催化轻重柴油。装置生产的主要产品为轻石脑油、重石脑
3、油、低凝柴油、轻柴油以及尾油。轻石脑油及尾油作为乙烯裂解装置的优质原料，重石脑油为重整进料，低凝柴油和轻柴油作为国柴油优质调和组分。,装置简介,2023年5月24日,装置设计年开工时间为8000小时，设计能力为120万吨/年，最大生产能力140万吨/年，设计低转化率工况下的能耗为32.43千克油/吨。2006年装置实际生产负荷142万吨，创装置加工能力的最大历史水平。2008年装置全年综合能耗累计24.71千克油/吨，创装置历史最好能耗水平。,装置简介,2023年5月24日,装置特点,选用抚顺石油化工研究院开发的FC-16和大庆石化究院 开发的DZN单段双剂串联一次通过工艺。反应部分采用炉前混
4、氢流程。采用热高分流程，降低能耗，节省换热面积。分馏设置脱气塔，采用分馏进料加热炉和常压塔出柴油 方案。原料油缓冲罐采用低压燃料气保护，防止其与空气接 触。防止原料中固体杂质带入反应床层，采用原料自动反冲 洗过滤器。催化剂采用干法硫化工艺。选用低氮油注氨的催化剂钝化方案。,2023年5月24日,催化剂采用器外再生方案。分馏塔设中段回流，回收热量，降低能耗。蒸汽凝结水、分流塔顶冷凝水、及污水汽提净化水回用，节省除盐水。本装置运行条件苛刻，采用DCS进行实时控制。为确保装置安全运行，设置紧急停车系统ESD。,装置特点,2023年5月24日,装置特点和危险特性,加氢裂化装置生产特点和危险特性:具有炼
5、油企业之高温,高压,易燃易爆,高噪声且介质含H2S,工业粉尘,汽油等.加氢裂化工艺属高温、高压、临氢工艺过程。技术要求高，操作难度大，危险因素多。物料介质中含有浓度较高的硫化氢等有毒有害物质,而硫化氢在潮湿、低温的环境下，容易产生湿硫化氢腐蚀，容器及管线设备容易被腐蚀穿孔，或者有管线爆裂、法兰垫片撕裂等情况，都可能发生硫化氢泄漏事故。因此，防爆防毒是车间安全工作的重点。装置内高温高压法兰、分馏塔、塔底热油泵、高温高压循环油泵、产品泵，压缩机管线等部位容易着火。,2023年5月24日,加氢裂化指在加氢反应过程中，原料油的分子有 10%以上变小的那些加氢技术。烷烃（烯烃）在加氢裂化过程中主要进行裂
6、化、异构化和少量环化的反应。烷烃在高压下加氢反应而生成低分子烷烃，包括原料分子某一处CC键的断裂，以及生成不饱和分子碎片的加氢。烯烃加氢裂化反应生成相应的烷烃，或进一步发生环化、裂化、异构化等反应。典型的化学反应有以下：,二、生产方法及反应机理,2023年5月24日,加氢脱硫(HDS)：,加氢脱氮(HDN)：,二、生产方法及反应机理,2023年5月24日,烯烃加氢饱和：,二、生产方法及反应机理,2023年5月24日,多环芳烃加氢饱和：,单环芳烃加氢饱和：,二、生产方法及反应机理,2023年5月24日,环烷烃加氢脱烷基：,芳烃加氢脱烷基：,二、生产方法及反应机理,2023年5月24日,CH3,C
7、H3,CH3,烷烃异构化：,二、生产方法及反应机理,2023年5月24日,三、工艺技术路线及流程,2、反应系统,3、分馏系统,1、装置物料平衡,2023年5月24日,装置物料平衡表,1、装置物料平衡,2023年5月24日,装置物料平衡,2023年5月24日,2、反应系统,注：粗线为主流程,2023年5月24日,自装置外来的原料油进入原料缓冲罐（D-3101），由原料油泵（P-3101）送至原料油/柴油换热器（E-3212）、原料油/尾油换热器（E-3100）加热后，再经过自动反冲洗过滤器（SR-3101）过滤，进入滤后原料油缓冲罐（D-3102）。滤后原料油经反应进料泵（P-3102）升压后与
8、氢气混合，在混氢油/反应产物换热器（E-3101）与反应产物换热后，通过反应进料加热炉（F-3101）加热到反应所需温度（344），先后进入加氢精制反应器（R-3101）和加氢裂化反应器（R-3102），混氢油在反应器中催化剂的作用下，进行加氢精制和加氢,反应系统,2023年5月24日,裂化反应，在催化剂床层间设有控制反应温度的急冷氢（循环氢供给）。反应产物经混氢油/反应产物换热器（E-3101）换热后进入热高压分离器（D-3103），热高分油经液力透平（HT-3101）减压回收能量后，进入热低压分离器（D-3104）。热高分气经过氢气/热高分气换热器（E-3102）与氢气换热、热高分气空冷器
9、（A-3101）冷却，进入冷高压分离器（D-3105）进行气、油、水三相分离。为防止低温下铵盐结晶堵塞高压空冷器，用高压注水泵（P-3103）将注水罐（D-3108）中除盐水分两路分别注入氢气/热高分气换热器（E-3102）前和高压空冷器（A-3101）前作反应注水。,反应系统,2023年5月24日,从冷高压分离器（D-3105）分离出来的气体（循环氢），在循环氢分液罐（D-3107）中分液后，液体进入冷低压分离器（D-3106），气体经循环氢压缩机（K-3102）升压后，一路作为急冷氢注入催化剂床层；一路作为吹扫用循环气去反应进料泵（P-3102）出口后路；一路与自新氢压缩机（K-3101）
10、来的补充新氢混合，经氢气/热高分气换热器（E-3102）与热高分气换热后与原料油混合，进入混氢油反应产物换热器（E-3101），返回反应系统。冷高分油经减压后进入冷低压分离器（D-3106），继续气、油、水三相分离。热低分气相经过热低分气空冷器（A-3102）冷却后也进入冷低压分离器（D-3106）。冷高压分离器（D-3105）界控脱除的含硫污水减压后与冷低压分离器（D-3106）脱除的含硫污水汇合出装置至污水汽提装置处理，,反应系统,2023年5月24日,冷低分气去制氢装置。冷低分油在航煤/冷低分油换热器（E-3208）和航煤产品换热后与热低分油混合进入脱气塔。,反应系统,2023年5月24
11、日,3、分馏系统,注：粗线为主流程,2023年5月24日,冷低分油在航煤/冷低分油换热器（E-3208）和航煤产品换热后与热低分油混合进入脱气塔（C-3201）第26层塔板,在脱气塔中脱除轻烃和硫化氢。塔顶气相经脱气塔顶空冷器（A-3201）和脱气塔顶水冷器（E-3201）冷却后进入脱气塔顶回流罐（D-3201），回流罐顶气体去制氢装置，液体经脱气塔顶回流泵（P-3202）打回脱气塔做塔顶回流。脱气塔底油经泵（P-3201）送至柴油/分馏进料换热器（E-3211）和尾油/分馏进料换热器（E-3202）分别与柴油和尾油产品换热后，去分馏塔进料加热炉（F-3201）加热至要求的温度（346），之后
12、进入主分馏塔（C-3202）第8层塔板，在主分馏塔内实现分馏过程。分馏塔顶,分馏系统,2023年5月24日,气相经分馏塔顶空冷器（A-3202）冷却进入分馏塔顶回流罐（D-3202）进行气液分离，气体去分馏进料加热炉F-3201）作燃料气；液体（粗石脑油）一部分经分馏塔顶回流泵（P-3211）送回分馏塔作塔顶回流，另一部分经分馏塔顶产品泵（P-3203）送至石脑油分馏塔（C-3205）。主分馏塔设两个中段回流和两个侧线。一中回流用一中回流泵（P-3209）自分馏塔38层塔板抽出，经一中回流蒸汽发生器（E-3203）发生0.35MPa蒸汽后返回主分馏塔39层塔板上方；二中回流用二中回流泵（P-3
13、210）自分馏塔24层塔板抽出后分两路，分别去航煤重沸器（E-3205）和石脑油重沸器（E-3207）作航煤汽提塔和石脑油分馏塔热源，换热后并成一路经二中回流蒸汽发生器,分馏系统,2023年5月24日,柴油侧线自26层塔板抽出，自流入柴油汽提塔（C-3203）进行汽提，汽相返回主分馏塔26层塔板上方，液相柴油产品由柴油泵（P-3205）抽出依次经柴油/分馏进料换热器（E-3211）、柴油/原料油换热器（E-3212）和柴油空冷器（A-3205）冷却后出装置。塔底尾油产品用尾油泵（P-3204）抽出经尾油/分馏进料换热器（E-3202）换热后进入尾油蒸汽发生器（E-3213）发生1.0MPa蒸汽
14、，然后经过尾油/原料油换热器（E-3100）和尾油空冷器（A-3206）冷却后进入尾油缓冲罐（D-3206），用尾油接力泵（P-3215）分两路送出装置（分别去乙烯厂和炼厂罐 区）。主分馏塔粗石脑油经石脑油进料/重石脑油换热器（E-3206）与重石产品换热后分三路分别进入石脑油分馏塔（C-3205）第20、22、24层塔板。塔顶汽相经轻石脑油空冷器（A-3203）冷凝后进入石脑油分馏塔顶回流罐（D-3203）进行气液分离，气体去分馏进料,分馏系统,2023年5月24日,（E-3204）发生1.0MPa蒸汽后，返回主分馏塔25层塔板上方。航煤侧线自分馏塔40层塔板抽出，自流入航煤汽提塔（C-32
15、03）进行汽提，汽相返回主分馏塔40层塔板上方，液相航煤产品用航煤泵（P-3206）抽出依次经航煤/冷低分油换热器（E-3208）和航煤空冷器（A-3204）冷却后出装置；加热炉（F-3201）作燃料气；液体经石脑油塔回流泵（P-3207）一部分打回流，另一部分作为塔顶产品经轻石脑油水冷器（E-3209）冷却后出装置。塔底重石脑油用重石脑油泵（P-3208）抽出，依次经石脑油进料/重石脑油换热器（E-3206）、重石脑油空冷器（A-3207）、重石脑油水冷器（E-3210）冷却后出装置。,分馏系统,2023年5月24日,脱气塔顶回流罐（D-3201）、分馏塔顶回流罐（D-3202）和石脑油分馏
16、塔顶回流罐（D-3203）都在水包中脱除含硫污水，同反应部分脱除的含硫污水汇合至D-3412，经污水提升泵P-3408送至污水汽提装置。,分馏系统,2023年5月24日,四、装置开停工过程中的关键操作,2023年5月24日,4.1催化剂的干燥4.1.1催化剂干燥的原因与条件以氧化铝或含硅氧化铝为载体的加氢精制催化剂和以无定形硅铝或含各种分子筛载体的加氢裂化催化剂，具有很强的吸水性。加氢催化剂在完成其最后一道高温干燥焙烧制备工序后，又经过过筛、装桶及使用前的装填过程中，暴露于大气中容易受潮，不可避免的吸收一些水分，少者为1%3%，多者可在5%以上。催化剂吸水受潮会影响催化剂的强度，并导致硫化效果
17、变差，从而影响催化剂的活性，因此新催化剂使用前必须首先经过干燥。催化剂器内干燥的工艺条件为：催化剂干燥介质：氮气操作压力：0.53.0MPa循环气量：循环氢压缩机全量循环床层温度：200250升温速度：20/h高分温度：50在上述条件下干燥至高分每小时放水量0.01%（w）（对催化剂），然后将加热炉熄灭、循环压缩机停运、装置泄压，再引入氢气进入后续的气密、催化剂硫化操作。,四、装置开停工过程中的关键操作,2023年5月24日,4.1.2催化剂干燥曲线图,四、装置开停工过程中的关键操作,2023年5月24日,4.2催化剂的硫化4.2.1催化剂硫化的原因 初始装入反应器内的加氢催化剂都以氧化态存在
18、，不具有反应活性，只有以硫化物状态存在时才具有加氢活性和稳定性、选择性。所以对新鲜的或再生后的加氢催化剂在使用前都应进行硫化。湿法硫化的起始温度通常控制在150160；一般国内装置根据硫化剂确定干法硫化的起始温度：二硫化碳注硫温度为150，DMDS注硫温度为175。,四、装置开停工过程中的关键操作,2023年5月24日,4.2催化剂的硫化4.2.2催化剂硫化曲线,四、装置开停工过程中的关键操作,2023年5月24日,4.3催化剂的钝化4.3.1催化剂钝化的原因 含分子筛的加氢裂化催化剂硫化后，具有很高的活性，所以在进原料油之前，须采取相应的措施对催化剂进行钝化，以抑制其过高的初活性，防止和避免
19、进油过程中可能出现的温度飞升现象，确保催化剂、设备及人身安全。注氨可使裂化催化剂钝化。氨分子可以被吸附在催化剂的微孔中，并在一段时间内占据其中，使得油品暂时无法与部分催化剂接触而起反应。,四、装置开停工过程中的关键操作,2023年5月24日,4.3催化剂的钝化4.3.2催化剂钝化流程,四、装置开停工过程中的关键操作,2023年5月24日,4.3催化剂的钝化4.3.3催化剂钝化结束的标志酸性水氨含量达到0.8催化剂钝化完毕后的工艺条件如下：（M）确认R-3101入口温度325（M）确认R-3102入口温度315（M）确认反应器总温升不大于30（M）确认循环氢中硫化氢含量不小于0.1%（V），纯度
20、不小于85%,四、装置开停工过程中的关键操作,2023年5月24日,循环氢压缩机,五、装置关键设备介绍,2023年5月24日,循环氢压缩机,五、装置关键设备介绍,2023年5月24日,循环氢压缩机现场图,五、装置关键设备介绍,2023年5月24日,循环氢压缩机,五、装置关键设备介绍,2023年5月24日,离心式压缩机的结构、原理,五、装置关键设备介绍,2023年5月24日,离心式压缩机转子外形图,五、装置关键设备介绍,2023年5月24日,汽轮机的结构及原理,五、装置关键设备介绍,2023年5月24日,汽轮机的结构及原理,五、装置关键设备介绍,2023年5月24日,汽轮机的转子,五、装置关键设
21、备介绍,2023年5月24日,干气密封系统,五、装置关键设备介绍,2023年5月24日,干气密封,五、装置关键设备介绍,2023年5月24日,干气密封,五、装置关键设备介绍,2023年5月24日,干气密封,五、装置关键设备介绍,2023年5月24日,干气密封,五、装置关键设备介绍,2023年5月24日,六、装置的技术经济水平,加氢裂化装置自2004年开工以来，进行了部分改造和生产优化措施，装置经济技术水平有了较大的改善，节能节水显著。2005年对分馏低压瓦斯系统进行了改造，改造后每天可回收瓦斯2.2吨，年累计创造效益56.10万元。2005增加酸性水闪蒸罐，每天可回收轻烃1.0吨，年累计创造效
22、益30.60万元。2006年2月优化装置生产原料，设计原料蜡油更换为常三线油、常四线油、减一线油、焦化柴油、一重催轻柴油和二重催重柴油的混合油，实现了蜡油和柴油的混合加工。在满足柴油出厂指标的前提下，降低加氢裂化装,2023年5月24日,置操作压力、温度，节约了加工成本；停掉加氢一车间部分老装置，节约装置运行维护费用；全厂能耗降低2.65个单位，产品结构变化，每日增加效益9.28万元，年可增长经济效益3384万元。,装置的经济技术水平,2023年5月24日,装置能耗与中油加氢裂化装置对比,从能耗表看，装置能耗2004年至2006排名第4，2007年排名第3；目前只有锦州石化、锦西石化能耗排在大
23、庆加氢裂化装置前头，但是锦州石化、锦西石化加氢裂化装置操作压力较本装置低，分别为10.0MPa、,2023年5月24日,8.0MPa；从装置能耗数据看，综合能耗由2004年的1471.36MJ/t降低到2007年1037MJ/t，降副为41.85%，装置节能效果显著。加氢装置是炼油厂中能耗较大的装置之一。据对我国炼油厂的几大主要装置（常减压、催化裂化、催化重整、焦化、加氢精制、加氢裂化）的能耗统计，加氢装置的总能耗约占其中近30%。因为加氢反应过程是在高温、高压、临氢操作，对进料和氢气有加热升温和升压的要求，消耗大量的燃料和动力，因此决定着它居于用能大户的地位。,装置能耗与中油加氢裂化装置对比
24、,2023年5月24日,为此，必须通过不断的技术进步，改进加氢过程工艺和提高催化剂的加氢性能，以促使加氢装置大大降低能耗，满足生产发展的需要。,装置能耗与中油加氢裂化装置对比,2023年5月24日,1、2006年2月，装置原料中掺炼柴油组分后，由于油品性质变轻，反应工况发生了变化，反应放热量增加，冷氢注入量增加，原料换热温度升高，反应炉出入口温差“倒挂”，精制入口温度、裂化床层温度控制难度大，反应器操作条件苛刻。（反应炉实际操作情况如下图所示）,七、装置生产中存在的问题及解决措施,2023年5月24日,七、装置生产中存在的问题及解决措施,2023年5月24日,解决措施：1）提高高压换热器E-3
25、101负荷，降低F-3101入口温度。2）优化反应器床层温度分布，降低反应器出口温度 3）加氢炉大火嘴全部熄灭，只保留部分长明灯,七、装置生产中存在的问题及解决措施,2023年5月24日,2、反应注水泵经常故障，注水泵P-3103A/B流量无法满足工艺生产要求，循环氢纯度低，氨含量大大增加。尤其是原料优化后，循环氢纯度更低，氨含量更高，循环氢压缩机动力消耗增加，在长期运行中，过高的氨含量造成空冷管束局部堵塞，后路管线铵盐结晶堵塞管路。解决措施：1）通过排放废氢提高循环氢纯度 2）2008年检修中，将注水泵更换为国产水泵后，反应注水问题 得到解决。,七、装置生产中存在的问题及解决措施,2023年
26、5月24日,3、高压空冷负荷偏小,七、装置生产中存在的问题及解决措施,2023年5月24日,解决措施：1）在满足尾油需求量的前提下，尽量降低反应深度，不但由于利于降低高压空冷的负荷，同时可以提高中间产品质量。2）每年夏季利用消防水清洗高压空冷管束，提高空冷冷却效果。3）增加喷淋设施，降低空冷冷后温度。,七、装置生产中存在的问题及解决措施,2023年5月24日,八、装置实际操作条件介绍,2023年5月24日,八、装置实际操作条件介绍,2023年5月24日,八、装置实际操作条件介绍,2023年5月24日,八、装置实际操作条件介绍,2023年5月24日,八、装置实际操作条件介绍,2023年5月24日
27、,八、装置实际操作条件介绍,2023年5月24日,八、装置实际操作条件介绍,2023年5月24日,九、加氢裂化装置实际操作注意事项,1、高压高温设备着火后，救火应注意什么？迅速查清发生泄漏着火的部位,一般来说高压高温设备泄漏着火的通常是高温氢气的泄漏着火,应立即报告有关部门同时立即启动紧急泄压系统，使压力迅速下降，以减少氢气的泄漏量。同时降温并切断原料油和新鲜氢气进入系统。消防车在现场就位，准备好干粉灭火机和灭火器。一旦氢气泄漏量减少，火势减弱，即可对火源处喷射灭火剂灭火。不能使用二氧化碳和高压水等具有冷却作用的灭火剂来扑救高温、高压临氢设备、管道泄漏的火灾。因为高温部位的一些密封面可能会因不
28、同材质在急剧降温时收缩程度不同引发更大的泄漏，使火情加重，甚至酿成灾难性后果。高压水在救火过程中仅限于用来保护其他冷态的设备，以减少火源产生的热辐射对它们的影响。大量的高温氢气泄漏火灾事故的后果非常严重并且难以确定其发展方向。如果火灾持续扩大可能发生爆炸,应做好人员撤离工作。,2023年5月24日,九、加氢裂化装置实际操作注意事项,2、防止氨气对人体的危害？氨（NH3）是无色有强烈刺激性的气体，分子量17.03，气体对 空气比重0.5971，熔点-77.7，沸点-33.6。它极易溶于水而形成氨水（一水和氨）。氨气在空气中最高允许浓度为30mg/m3，氨气的中毒性危害表现为：在轻度中毒时，对眼及
29、上呼吸道粘膜有刺激作用，患者眼及口有辛辣感、流泪、流涕、咳嗽、声嘶、吞咽困难、胸闷、气急。在重度中毒时，是吸入高浓度氨气所致，可引起肺充血、烧伤，甚至角膜浑浊引起失明。少数患者可因反射性喉头痉挛或呼吸停止，而“闪电式”中毒死亡。预防措施：对贮存氨水的贮罐和使用氨水的管线设备要定期检修，严防跑、冒、滴、漏。对含氨废水及废气，要净化处理，不得任意排放，防止污染劳动场所及周围环境。加强安全教育，建立健全安全操作制度。,2023年5月24日,九、加氢裂化装置实际操作注意事项,3、H2S基本常识（1）物理性质：硫化氢是一种无色有臭鸡蛋味的有刺激性又是窒息性的有毒性气体。分子式为：2，分子量34，比重1.
30、19，沸点61.8，熔点82.9，自然点260，易溶于水。2与空气混合物混合，爆炸范围是：4.345.5%。（2）毒性原理：2对粘膜有强烈的刺激作用。这是因为硫化氢与湿润粘膜接触后分解形成的硫化钠以及本身的酸性所引起的。硫化氢主要经呼吸道进入人体，对机体的全身作用为硫化氢与机体的细胞色素氧化酶及这类酶中的二硫键作用后，影响细胞色素氧化过程，阻断细胞内呼吸，导致全身缺氧，由于中枢神经系统对缺氧最敏感，因而首先受到损害。但硫化氢作用于血红蛋白，产生硫化血红蛋白而引起的化学窒息，被认为是主要的发病机理。（3）中毒表现：轻度中毒：患者感到眼灼热、刺痛、流泪、视觉模糊，有流涕、咽痒，胸闷，呼吸困难等，还
31、有逐渐加重的头痛、头晕，乏力等。中度中毒；接触较高浓度（200300mg/m3）硫化氢，眼睛刺激症更强烈，如流泪、眼刺痛、视物更模糊。有中枢神经系统症状，可出现昏迷。常有中毒性肺炎和肺水肿发生。重度中毒：接触高浓度（700mg/m3以上）硫化氢，中毒表现以中枢神经系统症状为突出。立即出现神志模糊，昏迷，心悸。全身肌肉痉挛或强直，大小便失禁。昏迷或痉挛持续较久者会发生中毒性肺炎、肺水肿和脑水肿。,2023年5月24日,九、加氢裂化装置实际操作注意事项,3、H2S基本常识（4）当硫化氢在空气中的浓度达到0.4mg/m3时，即可明显闻到臭鸡蛋味；浓度低于10mg/m3时，臭味与浓度成正比，浓度增加臭
32、味愈感强烈；当浓度超过10mg/m3时，浓度继续升高臭味反而减弱；浓度大于70mg/m3时，可使人发生嗅觉疲劳，不再嗅到气味。国家标准要求：硫化氢在空气中允许的最高浓度为：10mg/m3。当硫化氢浓度大于760mg/m3时就能致人死命。当硫化氢浓度大于1000 mg/m3时，人一吸入就可因呼吸麻痹而死亡。(电击样死亡)。（5）急救措施：救护者进入硫化氢气体泄露区抢救中毒人员必须佩戴空气呼吸器防毒面具；迅速把中毒人员移到空气新鲜处的地方，对呼吸困难者应立即进行人工呼吸，同时向医院的打急救电话，并报告调度，待医生赶到后，协助抢救。眼睛：使眼睛张开，用生理盐水或1%3%的碳酸氢钠液冲洗患眼。（6）接
33、触硫化氢作业的安全规定：在含有硫化氢的油罐、粗汽油罐、轻质污油罐及含酸性气、瓦斯介质的设备上作业时，必须随身佩戴好适用的防毒救护器材。作业时应有两人同时到现场，并站在上风向，必须坚持一人作业，一人监护。在上述油罐及设备更换阀门、垫片、拆装盲板、清扫阻火器、维修仪表及抢修、堵漏等施工作业必须办理接触硫化氢施工作业许可证。凡进入含有硫化氢介质的设备、容器内作业时，必须按规定切断一切物料，彻底冲洗、吹扫、置换，加好盲板，经取样分析合格，落实好安全措施，并办理一级进入设备作业票和接触硫化氢施工作业许可证。在有人监护的情况下进行作业。,2023年5月24日,九、加氢裂化装置实际操作注意事项,3、H2S基本常识（4）当硫化氢在空气中的浓度达到0.4mg/m3时，即可明显闻到臭鸡蛋味；浓度低于10mg/m3时，臭味与浓度成正比，浓度增加臭味愈感强烈；当浓度超过10mg/m3时，浓度继续升高臭味反而减弱；
