1、- - -目錄TOC o 1-5 h z第一章裝置概況1 HYPERLINK l bookmark0 第一節裝置簡介1 HYPERLINK l bookmark2 第二節物料平衡及催化劑4 HYPERLINK l bookmark4 第三節主要工藝流程說明6 HYPERLINK l bookmark54 第四節主要設計條件及工藝計算匯總21 HYPERLINK l bookmark56 第五節消耗指標及能耗34 HYPERLINK l bookmark58 第六節裝置設備規格表42 HYPERLINK l bookmark60 第七節機械規格表50 HYPERLINK l bookmark62

2、 第八節安全閥規格表62 HYPERLINK l bookmark64 第九節裝置儀表規格表63 HYPERLINK l bookmark66 第十節反再部分設備儀表管嘴明細表81 HYPERLINK l bookmark68 第十一節限流孔板表86 HYPERLINK l bookmark70 第十二節裝置開工以來大的動改項目匯總88第二章崗位操作法89 HYPERLINK l bookmark72 第一節反應再生單元操作法89 HYPERLINK l bookmark246 第二節CO焚燒爐-余熱鍋爐單元操作法131 HYPERLINK l bookmark404 第三節機組單元操作法16

3、9第一部分三機組單元操作法169第二部分備用風機操作法193第三部分增壓風機操作法202第四部分氣壓機單元操作法209 HYPERLINK l bookmark440 第四節分餾單元操作法233 HYPERLINK l bookmark448 第五節吸收穩定單元操作法253 HYPERLINK l bookmark452 第六節汽油脫臭單元操作法273 HYPERLINK l bookmark458 第七節脫硫單元操作法278 HYPERLINK l bookmark462 第八節特殊設備操作法291 HYPERLINK l bookmark464 第九節裝置開停工步驟300 HYPERLIN

4、K l bookmark466 第十節裝置生產運行大事記301第三章裝置安全常識307 HYPERLINK l bookmark468 第一節基本概念307 HYPERLINK l bookmark470 第二節基本常識310 HYPERLINK l bookmark472 第三節基本技能315 HYPERLINK l bookmark476 第四節有關規定、規章制度、標準317第一章裝置概況第一節裝置簡介裝置設計依據及規模中國石油化工股份有限公司濟南分公司為原油一次加工能力500萬噸/年的大型燃料-潤滑-化工型石油加工企業。鑒于分公司原油加工量逐年遞增的實際情況，原有二次加工能力已不能滿足生

5、產發展的需要，增上本套140萬噸/年重油催化裂化裝置，對提高濟南分公司原油加工深度及為下游化工裝置提供原料將發揮重要作用。本裝置催化裂化部分由中國石化北京設計院設計，設計規模為140萬噸/年，產品精制部分由濟煉設計室設計，設計規模為干氣10萬噸/年、液化氣20萬噸/年、汽油70萬噸/年，由中石化第二、第十建安公司建設安裝。該裝置包括反應-再生、分餾、吸收穩定、汽油脫硫醇、液化氣和干氣脫硫、能量回收三機組、富氣壓縮機組、CO焚燒爐-余熱鍋爐、采暖水站等單元，初步設計概算投資為4.7億元，實際完成投資3.6億元。裝置于1993年11月5日立項，1994年6月25日總公司批復可行性研究報告，1994

6、年11月28日破土動工，1996年9月28日建成中交，當年10月26日一次開車成功。在首次開工即創造了連續安全運行573天的全國紀錄后，于1998年5月20日至6月17日進行了計劃停工檢修；裝置第二周期在連續、安全、優質運行了1002天后，于2001年3月12日至4月7日進行了計劃停工檢修；裝置第三周期自2001年4月8日投入運行，在實現安、穩、長、優運行1073天后，裝置于2004年3月15日按計劃停工檢修，再創全國同類型裝置長周期運行新紀錄。裝置第四生產周期已于2004年4月23日順利投料生產。為有效降低催化汽油烯烴含量，裝置于2004年大檢修期間增上了輕重汽油分離系統，該系統由中國石化北

7、京設計院設計，設計處理量190t/h。裝置主要特點為保證重油催化裂化具有較好的產品分布，采用高溫短接觸提升管反應器和提升管注入中止劑技術，可依據原料油的輕重及產品生產方案來選擇不同的注入位置（高、中、低）和介質（水、汽油、輕回煉油、焦化蠟油等），提升管出口設快速高效分離器。特殊的進料注入系統:提升管Y型部分設置專門的分布環使催化劑處于良好的流化狀態，為使原料油和催化劑接觸良好創造了條件，不斷選用性能優異的高效霧化噴嘴，以保證霧化后的油滴與再生催化劑有良好的接觸，并得到迅速的汽化和反應。高劑油比：中止劑的使用和相對較低的二再溫度為增加劑油比創造了條件，正常生產控制碳差1%（重）左右，劑油比維持在

8、7以上，提高了重油裂化能力，同時也使產品分布得以改善。使用多功能鈍化劑，鈍化催化劑上的重金屬（Fe、Ni、V、Na）,以改善催化劑選擇性和提高催化劑活性。油漿采用單程操作，依據油漿密度的大小來確定油漿外甩量的多少，既降低了生焦和能耗，同時也提高了摻渣能力和處理能力。沉降器汽提段采用高效分段汽提技術，使待生劑中的輕烴更多除去。同軸-串聯-逆流兩段式再生新工藝能很好地保持催化劑的活性和選擇性。第一段再生在較低的再生溫度（660C690C）下將催化劑上的部分碳和全部氫燒掉，這樣就降低了第二再生器的水蒸汽分壓，雖然第二再生器溫度（720760C）比一再高許多，但由于基本上沒有水蒸汽存在因而使催化劑免于

9、水熱失活。二段再生置于一段下部避免了一、二再煙氣混合后的尾燃現象，也為二段再生提供高氧（6以上）創造了有利條件，二再的富氧煙氣進入一段再生，使主風得到充分利用。一段再生置于二段上部，在較為緩和的條件下操作，一段再生器為貧氧再生，此再生工藝耗風指標低。采用高效旋風分離器，回收效率高。簡體、錐體、灰斗尺寸長，筒體直徑小，入口面積大，達到降低催化劑消耗降低成本和減少環境污染的目的。采用能夠靈活調節催化劑循環量的分裝式電液驅動冷壁滑閥，以保證操作平穩和裝置長周期運轉。采用可調下流式外取熱器，取出反應再生系統內的過剩熱量，發生3.9MPa的中壓蒸汽。其取熱量可以根據兩器熱平衡情況予以調節。取消開工加熱爐

10、，節省了設備投資及操作費用。充分回收能量：利用熱媒水先后與分餾塔頂油氣、頂循環回流和輕柴油換熱、除鹽水與頂循環回流和輕柴油換熱回收低溫熱；利用循環油漿發生中壓蒸汽回收熱量；再生煙氣采用煙氣輪機回收壓力能和熱能；CO焚燒爐-余熱鍋爐回收煙氣的化學能和顯熱能。尤其是改造后的余熱鍋爐，不僅增大了煙氣的回收能力和蒸汽的過熱能力，新增水熱媒換熱系統還較好的解決了低溫露點腐蝕問題，使得排煙溫度較大幅度降低，鍋爐熱效率明顯提高。汽油脫硫醇采用無堿脫硫醇新工藝。液化氣、干氣脫硫采用YS-93型高效脫硫劑。第二節物料平衡及催化劑一.原料油來源及性質設計加工原料為臨商原油的混合蠟油和常壓渣油的混合原料，其混合比為

11、混合蠟油：常壓渣油=20：80；亦可加工原料為臨商原油的混合蠟油：減壓渣油=60：40。其中混合蠟油包括常壓過汽化油、減壓一線、二線、三線、四線、五線油，抽余油、蠟膏、丙脫油等。受分公司物料平衡以及原油種類變化的影響（開始部分加工勝利管輸原油和進口原油），裝置實際加工的原料油性質比設計條件下重。另外，由于優質蠟油用于生產潤滑油，混蠟性質亦較差，使輕烴液收比設計值要低，而生焦比設計值要高。原料油性質見表-1。自2002年11月焦化裝置開工以來，我廠減渣加工方式又發生了改變，催化裝置摻煉減渣比例減少，原料性質逐漸變輕，而且裝置由回煉油噴嘴摻煉焦化蠟油。表-1、典型的原料油性質項目設計實際加工量t/

12、h175123密度Kg/m3940.6947.1殘炭m%6.2349.5Sm%0.3840.652Nm%0.442重金屬含量ppmFe7.7625.2Ni13.2220.1Cu0.10.1V0.9684.5Na1.024.2摻渣比m%80.0（常渣）40.0（純減渣）二.物料平衡表-2.典型的物料平衡項目收率m%（設計）收率m%（實際）純減渣摻煉比m%常渣80%+混蠟20%50.52酸性氣0.53干氣5.04.48液化氣11.513.94汽油4633.27柴油23.530.72油漿5.06.15焦炭8.510.47損失0.50.44輕油收率69.563.99輕烴液收8177.93備注：實際生產

13、方案為柴油生產方案。三催化劑裝置采用超穩分子篩催化劑，其水熱穩定性提高，氫轉移能力降低，汽油辛烷值提高，焦炭產率降低，并具有較強的抗重金屬（Ni、V等）污染能力，是加工重油的理想催化劑。裝置開工以來先后應用過RHZ-200、RHZ-300、ORBIT-3000、COMET-400、LANET-35、DVR-1、JVR-1、LRC-99、MLC-500重油裂化催化劑及CH0-3、CHO-4增產液化氣的助劑。第三節主要工藝流程說明一.反再系統反應部分混合蠟油和常（減）壓渣油分別由罐區原料罐送入裝置內的靜態混合器（D-214）混合均勻后，進入原料緩沖罐（D-203/1）,然后用原料泵（P-201/1

14、.2）抽出，經流量控制閥（8FIC-230）后與一中回流換熱（E-212/1.2），再與油漿（E-201/1.2）換熱至170220C，與回煉油一起進入靜態混合器（D-213）混合均勻。在注入鈍化劑后分三路（三路設有流量控制）與霧化蒸汽一起經六個進料噴嘴進入提升管，與從二再來的高溫再生催化劑接觸并立即汽化，裂化成輕質產品（液化氣、汽油、柴油）并生成油漿、干氣及焦炭。新增焦化蠟油流程：焦化蠟油進裝后先進焦化蠟油緩沖罐（D-203/2），然后經焦化蠟油泵（P-201/3.4）提壓至1.3MPa后分為兩路：一路經焦化蠟油進提升管控制閥（8FIC242）進入提升管反應器的回煉油噴嘴或油漿噴嘴，剩余的焦

15、化蠟油經另一路通過D-203/2的液位控制閥（8LIC216）與進裝蠟油混合后進入原料油緩沖罐（D-203/1）。新增常壓熱渣油流程：為實現裝置間的熱聯合，降低裝置能耗，由南常減壓裝置分出一路熱常渣（約350C）,經8FIQC530直接進入D-213（原料油與回煉油混合器）前，與原料混合均勻后進入提升管原料噴嘴。反應油氣、水蒸汽、催化劑經提升管出口快分器分離出大部分催化劑，反應油氣經過沉降器稀相沉降，再經沉降器（C-101）內四組單級旋風分離器分離出絕大部分催化劑，反應油氣、蒸汽、連同微量的催化劑細粉經大油氣管線至分餾塔人檔下部。分餾塔底油漿固體含量控制6g/L。旋分器分出的催化劑通過料腿返回

16、到汽提段，料腿裝有翼閥并浸沒在汽提段床層中，保證具有正壓密封，防止氣體短路，汽提蒸汽經環形分布器進入汽提段的上中下三個部位使催化劑不僅處于流化狀態，并汽提掉催化劑夾帶的烴油氣，汽提后的催化劑通過待生滑閥進入一再催化劑分布器。再生部分第一再生器在比較緩和的條件下進行部分燃燒，操作壓力為0.150.25MPa（表），溫度660690C，在床層中燒掉焦炭中絕大部分氫和部分碳。由于有水蒸汽存在，一再溫度要控制低一些，以減輕催化劑的水熱失活。燒焦用風分別由一再主風及過剩氧較高的二再煙氣提供。從一再出來的半再生催化劑通過半再生滑閥進入二再下部，并均勻分布。二再壓力在0.27MPa（表），720760C溫度

17、下操作，催化劑上剩余碳用過量的氧全部生成CO2o由于一再燒掉絕大部分氫，從而有效降低了二再水蒸汽分壓，使二再可在較高的溫度下操作。二再煙氣由頂部進入一再，熱再生催化劑從二再流出，通過再生滑閥進入提升管底部，實現催化劑的循環。外取熱部分為維持兩器熱平衡，增加操作靈活性，在一再旁設置可調熱量的外取熱器。由一再床層引出的高溫催化劑(660690C)流入外取熱器(C-104)經取熱列管自上向下流動，取熱管浸沒于流化床內，管內走水。取熱器底部通入流化風，以維持良好流化狀態，實現流化床催化劑對直立浸沒管的良好傳熱。經換熱后的催化劑溫降150C左右，通過外取熱下滑閥流入二再底部。外取熱器用的除氧水自余熱爐來

18、，進入汽包(D118)，與外取熱器換熱出來的汽水混合物混合傳熱并進行汽液分離后產生3.9MPa(絕)飽合蒸汽送至余熱鍋爐進行過熱。汽包里的飽和水由循環水泵(P103/1-3)抽出，采取強制循環方式進入外取熱器取熱管束。主風部分一、二再燒焦用主風由主風機(K101)供給。主風機出口分出一路主風經增壓機(K-103/1.2)升壓0.1MPa后作為外取熱器流化風，實際生產運行中,作為一項重要節能措施，開工至今未開增壓機，外取熱器流化風由主風機出口主風經增壓機出入口跨線提供，通過控制適宜的外取熱器藏量以保證流化風的正常進入。二.機組系統三機組部分來自再生器具有一定壓力的高溫煙氣首先進入一臺多管式三級旋

19、風分離器，分出其中大部分細粉催化劑，使進入煙氣輪機的煙氣中催化劑含量10“m顆粒基本除去，以保證煙氣輪機葉片長周期運轉。煙氣從三旋出來分兩路：一路經事故切斷閘閥和調節蝶閥軸向進入煙氣輪機膨脹作功，驅動主風機回收煙氣中的壓力能及熱能。做功后的煙氣壓力從0.22MPa(表)降至0.005MPa(表),溫度由620C降至500C,經水封罐(D-115/1)和另一旁路經雙動滑閥調節放空的煙氣匯合后進入CO焚燒爐余熱鍋爐回收煙氣中的化學能和熱能，發生3.9MPa(絕)、410C的過熱蒸汽，煙氣經CO焚燒爐余熱鍋爐后的溫度降至200C后排入煙囪。為了維持三旋系統的壓力平衡，約35%的煙氣夾帶著三旋回收下來

20、的催化劑細粉從細粉收集罐頂經臨界流速噴嘴排入煙囪。此噴嘴在煙氣接近臨界流速并含有一定量催化劑細粉的條件下使用，其噴嘴采取了耐磨措施。氣壓機組部分由分餾塔頂油氣分離器(D201)來的富氣，壓力0.170.25MPa(a)，流量650700Nm3/Min、溫度45C，經氣壓機入口Dg700的事故切斷閥蝶閥進入一段壓縮，壓縮至0.340.557MPa(絕)，進入級間冷卻器(E-301)。為防止在冷卻器中形成氨鹽結晶和除去部分HS等有害物質，在壓縮富氣進入冷2卻器前注入洗滌用凈化水，流量約8000kg/h。氣體經冷卻器冷至40C進入級間分液罐(D-305)進行氣液分離。氣相進入氣壓機進行二段壓縮，至1

21、.081.8MPa(a)，然后經Dg350事故切斷閘閥去吸收穩定部分。D-305中凝液由凝液泵(P-310/1-3)打入吸收穩定凝縮油罐(D-301)或自壓至分餾單元粗汽油罐(D-201),含硫污水則自壓至含硫污水罐(D-207)。蒸汽透平用3.33.5MPa(a)、400410C過熱蒸汽驅動，直接變為凝結水，用凝結水泵(P-311/1.2)打至軟化水罐(D-208)或進入鍋爐除氧器。為防止氣壓機飛動，在氣壓機一、二段均設有防喘振控制器，并共用一個防喘振調節閥。該系統的防喘振控制線是根據氣壓機流量及進出口溫度、壓力、氣壓機轉速等六個參數經計算確定的。它能在操作點達到防喘振控制點時迅速打開防喘振

22、調節閥，防止喘振的發生。在正常操作時，防喘振控閥關閉。裝置反應沉降器頂壓力通過氣壓機入口前壓力間接控制，機入口壓力通過調速器調節汽輪機轉速來改變富氣流率，從而實現反應壓力恒定的目的。考慮到緊急狀態下控制反應壓力，設有富氣放火炬系統，由Dg600和Dg400的大、小放火炬蝶閥各一個。鍋爐系統本裝置設置了兩臺CO焚燒爐余熱鍋爐，型號為CGBQ84/506683.82/420，此鍋爐產汽量為68t/h,蒸汽壓力為3.82MPa，溫度為420C。燃用三種燃料，一是燃燒催化再生煙氣中的一氧化碳，使排放出的煙氣能滿足環保要求；二是燃燒分公司高壓瓦斯(燃料氣)；三是本裝置油漿作為補充燃料，在高壓瓦斯系統壓力

23、較低時投用。設計每臺燃燒式CO焚燒爐-余熱鍋爐自身產飽和汽約46t/h，而裝置外取熱器產飽和汽及油漿蒸汽發生器產飽和汽共約44t/h,分二路進鍋爐過熱，過熱后的每一臺爐發生的蒸汽約68t/h.絕大部分送出裝置供全廠使用。由于裝置摻煉外油和摻渣比的提高，鍋爐過熱能力不足和省煤器低溫腐蝕等方面的問題日趨嚴重。在2001年裝置大檢修中對兩臺鍋爐進行了擴能防腐改造，采用了水熱媒新技術，鍋爐效率得到極大提高。改造項目包括：拆除原錯列式布置的光管省煤器；將原有的省煤器系統按煙氣流向分為三部分，即低低溫過熱器、兩組省煤器（高溫段、低溫段）和煙氣換熱器（高溫段、低溫段），以上各部分均采用高效翅片管；在每臺鍋爐

24、的煙氣尾段增上25組固定旋轉式蒸汽吹灰器以加強吹灰；引入150C左右的低溫除氧水作為水熱媒介質，與鍋爐各部分進行換熱；鍋爐給水泵出口增設兩臺給水換熱器，熱媒水分別與鍋爐上水、外取熱器和油漿蒸汽發生器上水進行換熱；鍋爐鼓風機出口風道增設空氣預熱器，利用熱媒水對空氣進行加熱，以提高風溫，保證燃燒的穩定性并節約燃料。外來飽和汽先進入低低溫過熱器，被加熱到300C后再進入到鍋爐的原有低、高溫過熱器，同時煙氣溫度由476C降至426C；鍋爐上水（150C）進入省煤器，被加熱后進入上汽包，同時煙氣由426C降至285C；熱媒水進入煙氣換熱器升至190C后進入熱媒水換熱器、空氣預熱器，同時煙氣溫度由285C

25、降至209C進入煙囪排入大氣。四、分餾系統分餾塔（C201）共32層塔盤，塔底部裝有10層人字擋板。來自沉降器的反應過熱油氣進入分餾塔人字擋板底部，與頂部人字擋板返回的245260C循環油漿逆流接觸，油氣自下而上被冷卻洗滌。油氣經分餾后得到裂解氣，粗汽油，輕柴油，回煉油和油漿。為了提供足夠的內回流使塔的負荷分布均勻，分餾塔設四個中段循環回流。分餾塔頂油氣流程分餾塔頂壓力為0.20.25MPa(絕)，溫度95120C油氣自分餾塔頂餾出，送至E-203/15,與熱煤水換熱到80C，然后進入空氣冷卻器(EC201/114)冷卻至60C，再進入分餾塔頂后冷器(E209/15)冷至40C后進入油氣分離器

26、(D201)分離。從D201分離出的富氣進入氣體壓縮機，粗汽油分兩路：一路用泵(P203/1.2)加壓后送至吸收穩定部分的吸收塔頂作為吸收劑；另一路用P-203/3加壓后又分為兩路，一路打至分餾塔頂作冷回流，另一路進入提升管作中止劑。分出的污水外送至污水汽提裝置進行處理。輕柴油流程輕柴油由C-201第21層板自流進入輕柴油汽提塔(C-202),用1.0MPa蒸汽汽提后，由泵(P-206/1.2)抽出，先經E-206/5.6與E-203/15來熱煤水換熱后，再與E-206/1.2與除鹽水換熱，之后再經E-206/3.4與循環水換熱至約50C后，作為產品送出裝置。貧吸收油從C-201第21層或從頂

27、循泵入口跨線用頂循環油作吸收劑由貧吸收油泵(P-207/1.2)抽出，首先進入換熱器(E-204/1.2)，與富吸收油換熱,然后進貧吸收油冷卻器(E-210/1.2)，冷卻至40C后作為再吸收劑送到再吸收塔塔頂。富吸收油與貧吸收油經E-204/1.2換熱后返回分餾塔第23層塔盤或跨入頂循返塔線。頂循環回流流程頂循環油由P-204/1.2從分餾塔第29層抽出，溫度為110140C，首先進E-202/1.2與E-203/15來熱煤水換熱后，再進入E-205/1.2與除鹽水換熱，溫度降至90C左右，再進E-205/3,或經8TIC-202熱旁路返回分餾塔第32層塔盤。一中段循環回流流程一中油由P-2

28、05/1.2從分餾塔第18層塔盤抽出，溫度為263C左右，先作為脫吸塔底重沸器(E-303)熱源，溫度降至197C左右，然后進E-212/1.2與原料油換熱溫度降至約160C，返回分餾塔第20層塔盤。一中回流冷卻器E-211/1.2正常情況下不投用僅作熱備用。通常在處理分餾塔結鹽時可投用E-211/1.2中的一組，以增加一中取熱量使內回流帶水洗去結鹽；或當E-303不能運行時，投用一中回流冷卻器E-211/1.2將一中回流冷到160C后再返回分餾塔第20層塔盤。二中段循環回流流程二中自分餾塔第3層塔盤上自流至回煉油罐(D-202),溫度約354C，然后用P-209/1.2抽出分成三部分：第一部

29、分作為內回流返回第2層塔盤上；第二部分作為二中回流，作穩定塔底重沸器(E-304)熱源，溫度降至約250C，返回分餾塔第5層塔盤；第三部分作為回煉油進入原料油罐(D-203/1)或直接與換后原料混合后進入提升管。油漿循環回流流程油漿自分餾塔底由P-210/13抽出，溫度約300330C，分出一部分作為回煉油漿直接進提升管（通常情況下油漿采取單程操作，不回煉）,大部分進入E-208/1-4發生3.9MPa（絕）飽和蒸汽，然后進入E-201/1-2與原料換熱，換后油漿又分為兩路：一路返回人字擋板上部；另一路返回分餾塔底。低溫熱系統流程系統熱媒水自一催化熱媒水罐經泵加壓至1.2MPa，其中一路500

30、t/h（8FIC243）、65C（8TI261）熱媒水進二催化，經E-203/1-5與分餾塔頂油氣換熱至89C，后分兩路：一路150t/h（8FI247）經E-206/5.6與輕柴油換熱至106C（8TI265）,另一路350t/h進入并聯的E-202/1.2與頂循環油換熱至101C（8TI263、8TI264），兩路熱媒水合并后101C（8TI262）出裝至氣分裝置。分餾塔低溫熱相關換熱流程：分餾塔頂油氣經E-203/1-5與熱媒水換熱（設有DN700油氣旁路蝶閥），再經空冷EC-201/1-14，后經E-209/1-5循環水（E-209/3可用除鹽水）冷卻進后D-201；頂循環油經E-20

31、2/1.2（并列）與熱媒水換熱，再經E-205/1.2（重疊）與除鹽水換熱，后經E-205/3循環二次水冷卻后返塔；輕柴油抽出先經E-206/5.6（重疊）與熱媒水換熱，再經E-206/1.2（重疊）與除鹽水換熱，后經E-206/3.4（重疊）循環二次水冷卻后出裝。五、吸收穩定系統壓縮富氣冷卻流程從D-201出來的富氣被壓縮機（K-301）壓縮至約1.6MPa（絕）后，與脫吸塔塔頂解析氣混合，經空冷器(EC-301/1.2)冷凝冷卻至60C后，再與吸收塔底油及由凝縮油泵(P-310/1.2)從氣壓機一段出口氣液分離罐(D-305)抽出來的凝縮油混合，用E-302/1-4冷凝冷卻到40C后，進入

32、油氣分離器(D-301),分離出富氣和凝縮油。為了減緩設備腐蝕，在EC-301/1.2前注入凈化水洗滌。洗滌后的污水從D-301排出至分餾塔頂做為分餾塔頂的洗滌用水，后進入D-201。吸收流程吸收塔(C-301)位于脫吸塔(C-302)上部，操作壓力為1.4MPa(絕)，平均吸收溫度在45C。從D-301來的壓縮富氣進入吸收塔下部，從分餾系統來的粗汽油，以及補充吸收劑分別打入C-301的第30層及第35層塔盤，與氣體逆流接觸。為取走吸收過程中放出的熱量，在吸收塔中部設有兩個中段回流，分別從第26層及第15層塔盤用P-302/1.2及P-303抽出，分別經E-307/1-2、E-308/1-2冷

33、卻，然后返回塔的第25層和第14層塔盤。吸收塔底的飽和吸收油進入E-302/1-4前與壓縮富氣混合。再吸收流程從吸收塔頂出來的貧氣進入再吸收塔(C-304)底部，與再吸收劑逆流接觸，以吸收貧氣中攜帶的汽油組分(柴油作為吸收劑)或吸收貧氣中的C3、C4(頂循環油作為吸收劑)。再吸收塔壓力為1.35MPa(絕)，溫度為43C。干氣從C-304出來經8PIC-303(通常情況下不控制)后去氣體脫硫單元。塔底富吸收油經與貧吸收油換熱至140C返回C-201。解吸流程自D-301出來的凝縮油經P-301/1.2加壓后（通常情況下是自壓），分為兩路，一路不經換熱直接進入C-302第36層，另一路進入E-3

34、05與穩定汽油換熱至約70C，進入脫吸塔（C-302）上部第32層，塔底溫度為144C，頂壓為1.51.6MPa（絕）。C-302底重沸器E-303/1由C-201一中回流提供熱源，而E-303/2熱源由1.0Mpa蒸汽提供作為補充熱源。脫吸塔頂氣體至EC-301/1.2前與壓縮富氣混合。汽油穩定流程自C-302底的脫乙烷汽油至E-306/1.2與穩定汽油換熱至153C進入穩定塔（C-303）。C-303頂壓力為1.3MPa（絕），塔底溫度約188C,C-303底重沸器E-304由C-201二中回流提供熱源。C及C以下組分從C-303頂餾出，44經E-310/1-4冷凝冷卻至40C，進入產品回

35、流罐（D-302），液化氣用P-305/1.2加壓，一部分作為塔頂回流，另一部分送至液化氣脫硫單元。塔底的穩定汽油先與脫乙烷汽油及凝縮油換熱后，再用空冷器（EC-302/1、2）和E-309/1.2冷卻。冷卻后的穩定汽油分四路：一部分與脫臭單元進料熱旁路混合后去汽油脫硫醇單元進行精制；另一部分經P-304/1.2加壓后，一路打入C-301頂作為補充吸收劑，一路去提升管中止劑噴嘴或汽油回煉噴嘴，還有一路自8FIC302閥組處引出去焦化裝置作吸收劑。輕重汽油分離系統輕重汽油分離部分的原料（穩定汽油），一路自一催化熱進料來（約120130C),另一路自本裝置穩定塔底餾出，經穩定塔進料換熱器E-306

36、與脫乙烷汽油換熱后，溫度降至120130C,兩路混合后進入輕重汽油分離塔C-305第十層塔板。重汽油自C-305底用重汽油泵P-307/1.2抽出后，先與D-301來凝縮油換熱(E-305),再經原穩定汽油空冷器(EC-302/1.2).原穩定汽油后冷器(E-309/1.2)冷卻至40C后分四路：一路作補充吸收劑進吸收塔C-301；另一路作為重汽油加氫裝置的進料出裝置;第三路少部分重汽油(2025t/h)去一催化進行精制；第四路重汽油和部分輕汽油混合后至本裝置原汽油脫硫醇裝置進行精制。輕汽油自C-305頂餾出，經輕重汽油分餾塔塔頂冷凝冷卻器EC-303/19冷到45C后，進入輕重汽油分餾塔塔頂

37、回流和產品罐D-316。輕汽油由泵P-306/1.2自D-316抽出后分四路：一路返回到C-305頂部作回流；另一路至提升管回煉降烯烴；第三路與重汽油混合后進入本裝置汽油脫硫醇單元精制；第四路部分輕汽油(1015t/h)返回一催化裝置進行精制。輕重汽油分餾塔塔底重沸器E-316以1.0MPa蒸汽作為熱源，凝結水經D-314與脫吸塔塔底重沸器E-303/2的凝結水混合(或先進入D-315脫汽后)自壓至除氧器回收。六、汽油脫硫醇系統穩定汽油在40C、0.35MPa(絕)的條件下進入脫臭單元，經靜態混合器(M-501、M-502)與濃度10%的稀堿液充分混合反應，然后進入汽油堿洗電離器(D-501、

38、D-502)進行予堿洗精制，在電場的作用下，分去汽油中攜帶的堿渣，生成腐蝕合格的電后汽油，電后汽油再與凈化風、活化劑經靜態混合器(M-503/1.2)充分混合后，連續進入汽油脫臭反應器(R-501/1-3),通過載有磺化酞菁鈷催化劑的活性炭床層，將汽油中硫醇氧化為二硫化物，從而達到脫臭的目的。從R-501/3頂部出來的反應合格汽油為精制汽油，再進入三相分離器(D-503),氧化尾氣自罐頂分出至酸性氣火炬(通常不用)，底部排污，精制汽油自上部經計量閥組后送至成品罐區。干氣、液化氣脫硫系統干氣、液化氣脫硫及加氫酸性氣予脫硫部分含硫干氣在40C、1.3MPa(絕)下，進入干氣分液罐(D-601),脫

39、除其攜帶的液滴及機械雜質，然后進入干氣脫硫塔(C-601)下部，在C-601內與胺液循環泵(P-601/1.2)打入塔內的YS-93貧胺液逆流接觸。干氣中的HS被YS-932溶液吸收。脫去了HS的干氣經塔內重力沉降段及絲網除沫器，分去攜帶的2溶劑，然后進入D-602進一步沉降分離攜帶的溶劑，再經壓力調節閥8PIC902后去氫提濃裝置(或直進高瓦系統)，經氫提濃裝置以后的干氣進入全廠高壓瓦斯系統。含硫液化氣在40C、1.3MPa(絕)條件下，進入液化氣脫硫塔(C-602)與胺液循環泵(P-601/1、2)打入塔內的YS-93貧胺液逆流接觸，胺液為連續相,液化氣為分散相，在塔內進行液-液萃取，脫除

40、HS,脫去HS的液化氣在塔22頂沉降段沉降分離，分去攜帶的胺液，然后進入D-603進一步沉降分離攜帶的胺液，再經壓力調節閥8PIC902后送至液化氣脫硫醇裝置。來自加氫裝置的酸性氣在3035C、0.250.30MPa（絕）條件下，進入酸性氣分液罐D-614,分液后的酸性氣進入予脫硫塔C-604下部，與胺液泵（P-601/1、2）出口來的貧胺液逆流接觸。脫去了大部分H2S的酸性氣自予脫硫塔（C-604）頂部出來，送至分餾塔頂油氣分離器（D-201）。富胺液自酸性氣予脫硫塔（C-604）底由泵（P-604）加壓后送至干氣、液化氣脫硫單元，與C-601、C-602底的富胺液合并后一起進行胺液再生。Y

41、S-93溶液再生部分從C-601、602塔底來的YS-93富溶液分別經液面調節閥后，與酸性氣予脫硫單元來的富胺液合并一起進入貧富胺液換熱器（E-604）與低溫位貧胺液換熱，再進入YS-93胺液加熱器（E-601）,YS-93富溶液由40C左右加熱至80C，然后進入YS-93閃蒸罐（D-604）閃蒸，閃蒸出來的氣體與打入填料段約1.2t/h的YS-93貧胺液逆流接觸，閃蒸汽經填料段頂部的絲網除霧器，在溫度40C、0.60MPa（絕）條件下經壓力調節閥8PIC-903放入火炬管網。閃蒸后的YS-93富溶液進入貧富胺液換熱器（E-603）與再生塔底出來的高溫位貧胺液換熱，溫度升至約95C左右，經液位

42、控制閥（8LIC-903）進入C-603再生；再生所需的熱量由再生塔底胺液重沸器（E-602）提供，半貧胺液在120C左右自一層板下抽出斗引出，經E-602加熱部分汽化后，汽液兩相一起返回C-603底部，C-603塔底出來的貧胺液在120C、0.25MPa（絕）條件下，進入貧富胺液換熱器（E-603）,與閃蒸后的富胺液換熱，再進入另一臺貧富胺液換熱器（E-604）與閃蒸前的富胺液換熱，然后進入貧胺液冷卻器（Ew-602/1.2）,經循環水冷卻后，再經C-603塔底液位調節閥(8LIC-904)回至胺液循環罐(D-607/1.2)。胺液自D-607抽出經泵(P-601/1.2)加壓過濾后分別送至

43、C-601、C-602、D-604及C-604循環使用。酸性氣部分由胺液再生塔(C-603)頂出來的酸性氣在100107C左右、0.18MPa(絕)條件下，經酸性氣冷凝器(Ew-602/1、2)由循環水冷至40C然后進入酸性氣分離器(D-605),分出冷凝的酸性水。分水后的酸性氣在40C、0.15MPa(絕)條件下經壓力控制閥(8PIC-904)去硫磺回收裝置，分出的酸性水自流返回再生塔(C-603)。胺液的過濾部分貧胺液自D-607由循環泵(P-601/1.2)出口加壓后分三部分:大部分貧胺液先經兩臺精細過濾器(F-603、F-604),將胺液中的腐蝕物過濾掉，然后分別送至C-601、C-6

44、02、D-604循環使用；另一部分直接去加氫酸性氣予脫硫C-604循環使用；第三部分約占循環量15%20%(W)的貧胺液經壓力調節閥(8PIC-002)后，先進入胺液精細過濾器(F-601)除去胺液中的固體雜質，然后再進入活性炭過濾器(F-602)以吸附胺液中的降解產物，過濾后的胺液返回至胺液循環罐(D-607)或直接返回胺液循環泵(P-601/1.2)入口。當胺液過濾器前壓力達0.6MPa且胺液過濾循環量低于5.0t/h時，即對過濾器(F-601、F-602)分別進行清洗和活化再生。具體操作步驟：先將過濾器內胺液排至胺液地下儲罐(D-608)，然后用除鹽水和1.0蒸汽分別對過濾器進行反復沖洗

45、和活化再生。由于精細過濾器（F-603、F-604）設計差壓不超過0.20MPa,當過濾器差壓接近0.20MPa時，應將過濾器切除處理（水沖洗及蒸汽吹掃）。由于降解物或腐蝕物吸附能力較強,單純依靠對過濾器進行清洗,并不能將過濾物完全處理干凈，隨著時間的延長會越積越多，必須將過濾器解體后人工清洗或更換濾芯，確保過濾器正常使用。胺液的加入和補水部分正常生產中由于胺液的降解、排污、跑損以及酸性氣攜帶出部分水蒸氣，因而脫硫系統中胺液總量會逐漸減少，濃度會逐漸上升，為滿足正常生產中對胺液總量、濃度及質量的要求，必須定期向系統中加入新鮮胺液和補充適量除鹽水。一般通過加劑泵每月向系統中加入34t/h新鮮胺液

46、（胺液循環量的10%），并通過D-606底凝結水線與C-603跨線連續向系統補水，以滿足正常生產的要求。第四節主要設計條件及工藝計算匯總序號名稱單位數值設計條件標定(2001.5.15)序名稱單位數值號設計條件標定(2001.5.15)一反應再生部分1.反應再生部分操作參數1)第一再生器壓力MPa（絕）0.350.3182)第二再生器壓力MPa（絕）0.370.3523)反應沉降器壓力MPa（絕）0.300.2634)提升管出口溫度C5105385105)一再密相溫度C6606906956)二再密相溫度C7207607007)第一再生器主風量Nms/Min12801350密相線速M/s0.72

47、0.76稀相線速M/s0.600.72旋風器入口線速（8組）M/s一級17.35一級21.70二級20.33二級23.428)第二再生器主風量Nm3/Min1108915密相線速M/s0.60.53提升管停留時間S22.279)反應沉降器稀相線速M/s0.680.85旋風器入口線速（4組）M/s20.5030.3810)反應汽提段催化劑停留時間Min1.62.02.9汽提段氣體速度M/s0.20.30.2811)催化劑循環量T/h1478.7511532.反再部分壓力平衡序名稱單位數值號設計條件標定(2001.5.15)1)再生線路推動力：二再頂壓力MPa（表）0.270.252床層靜壓MPa

48、0.0210.0248稀相靜壓MPa0.00080.00114再生斜管推動力MPa0.023350.03884合計0.315150.31678再生線路阻力：反應沉降器頂壓力MPa（表）0.200.163反應沉降器稀相壓力MPa0.0010.00117提升管+快分壓降MPa0.0840.07780再生滑閥壓降MPa0.030150.07481合計MPa0.315150.316782)待生線路推動力：反應沉降器頂壓力MPa（表）0.200.163反應沉降器頂稀相靜壓MPa0.0010.00117汽提段床層+待生斜管靜壓MPa0.07970.07合計MPa0.28070.23417待生線路阻力：一再

49、頂部壓力MPa（表）0.250.218一再稀相壓降MPa0.0010.00189待生滑壓降MPa0.02970.01428合計MPa0.28070.234173)半再生線路推動力：一再頂部壓力MPa（表）0.250.218稀相靜壓MPa0.0010.00189床層壓降MPa0.0140.02110序名稱單位數值號設計條件標定(2001.5.15)循環斜管推動力MPa0.051930.08363合計MPa0.316930.32462半再生線路阻力：二再頂部壓力MPa（表）0.270.252稀相壓降MPa0.0010.00114床層壓降MPa0.0240.02480循環滑閥壓降MPa0.02193

50、0.04668合計MPa0.316930.324624)外取熱器線路推動力：一再頂部壓力MPa（表）0.250.218稀相靜壓+密相靜壓MPa0.0150.03805外取熱器床層靜壓MPa0.030630.02143外取熱下斜管推動力MPa0.01960.01196合計MPa0.315230.28944外取熱器線路阻力：二再頂部壓力MPa（表）0.270.252二再稀相壓降MPa0.0010.00114二再床層壓降MPa0.0240.02480外取熱器下滑閥壓降MPa0.020230.01150合計MPa0.315230.28944二分餾部分1.分餾塔操作條件塔頂溫度C115125116.3進

51、料溫度C490520500塔底溫度C330350306.8塔頂壓力KPa（絕）200250220序名稱單位數值號設計條件標定(2001.5.15)汽提塔汽提蒸汽量Kg/h2625643塔底攪拌蒸汽量Kg/h5009532.分餾塔回流取熱量分餾塔回流取熱總量104kal/h5353.13815.45頂循環回流%21.277.02冷回流%19.39一中段回流%22.1424.48二中段回流%16.1411.59油漿循環回流%36.9135.91貧富吸收油3.081.61三吸收一穩定部分1.吸收塔塔頂溫度C424534.5塔頂壓力MPa（絕）1.351.41.20劑氣比4.022.552.脫吸塔塔頂

52、溫度C767862.5塔頂壓力MPa（絕）1.551.61.35塔底溫度C143.69126.5冷進料t/h44.916熱進料t/h116.5124重沸器負荷104kal/h801.36295.8加熱器負荷104kal/h32.153.穩定塔塔頂溫度C657555.2塔頂壓力MPa（絕）1.151.351.12序號名稱單位數值設計條件標定(2001.5.15)塔底溫度C187.18163.2進料溫度C140150137.3回流比2.02.52.62重沸器負荷104kal/h864.16442.24.再吸收塔塔頂溫度C404531.3塔頂壓力MPa（絕）1.21.31.18吸收劑流率T/h402

53、5塔底溫度C5030.5再吸收介質未經汽提柴油分憎塔頂循環油5.輕重汽油分離塔塔頂溫度C6066塔頂壓力MPa(G)0.140.18回流比1.01.5塔底溫度C130140塔底壓力MPa(G)0.160.20進料溫度C110140塔頂空冷器負荷104kcal/h950塔底重沸器負荷104kcal/h810四汽油脫硫醇系統1反應器(R-501/1)頂壓力0.600.12溫度MPa（表）4045.6空速C3.02.42活化劑量h-i582反應器（R-501/2）PPm未投用，充n2保護序名稱單位數值號設計條件標定(2001.5.15)頂壓力0.52溫度MPa（表）40空速C3.03反應器(R-50

54、1/3)h-i頂壓力0.440.00溫度MPa（表）4045.6空速C3.02.424汽油堿洗電離器（D-501、h-iD-502)壓力0.620.21界面MPa（表）502014電壓%3526堿濃度KV35105汽油三相分離器（D-503）(w)%壓力0.370.04液面MPa（表）502091五干氣液化氣脫硫系統%1干氣脫硫塔（C-601）塔頂溫度4030.2塔頂壓力C0.91.05塔底溫度MPa（表）4238.5液面C502049貧液溫度%4029.52液化氣脫硫塔（C-602）塔頂溫度C4029.2塔頂壓力MPa（表）1.10.96塔底溫度C4329.9序名稱單位數值號設計條件標定(2

55、001.5.15)界面%502041（液面控制）貧液溫度C4029.53溶劑再生塔（C-603）塔頂溫度C100107106塔底溫度C120119.8塔頂壓力KPa0.080.067進料溫度C9599.2液面%502053貧液抽出溫度C120118.04YS-93加熱器(E-601)富胺液出口溫度C8063.75加氫酸性氣預脫硫系統酸性氣脫前溫度C40酸性氣脫后溫度C40.44酸性氣脫前壓力MPa0.13酸性氣脫后壓力MPa0.129酸性氣流量Kg/h720貧胺液流量Kg/h6000貧胺液濃度（MDEA）%20.08氣體組成：脫前HS2V%30.2H2%&2N24.0C110.2C225C31

56、3.3序名稱單位數值號設計條件標定(2001.5.15)C45.5C55.8C61.4脫后H2S(%)7.6*10-5，六機組部分1.三機組部分YLII-10000G型煙氣輪機入口壓力0.320.2939入口溫度MPa（絕）650650入口流量（干）C23702136出口壓力Nm3/min0.110.104出口溫度MPa（絕）485489工作轉數C58385779一階臨界轉速rpm8320絕熱效率rpm三8474軸功率%104688767轉向（從煙機進氣端看）KW逆時針AV56-13軸流壓縮機入口壓力0.0980.098入口溫度MPa（絕）1212入口流量C25002450出口壓力Nm3/mi

57、n0.450.4113風機效率MPa（絕）三88%87工作轉速58385779跳閘轉速rpm6421軸功率rpm90409051序名稱單位數值號設計條件標定(2001.5.15)一階臨界轉速KW2850二階臨界轉速rpm7250YCH710-4電動/發電機rpm額定功率6300800額定電壓KW60006000額定電流V704140（實測）頻率A5050額定轉速Hz1484臨界轉速rpm2874功率因數rpm0.8890.55效率三97%8817HS-11齒輪箱傳動比5838/1484傳遞功率6300效率KW三98%齒輪型式漸開線齒型，平行軸雙斜齒輪硬齒面工作系數1.4工作轉速5745電動盤車

58、器Rpm盤車轉速121頻率rpm50電壓Hz380V2.備用主風機部分離心式壓縮機型號6E1750-3.4/0.98序名稱單位數值號設計條件標定(2001.5.15)入口壓力0.098入口溫度MPa（絕）冬季-5.4夏季32出口壓力C0.34入口流量（干）MPa（絕）1500多變效率Nms/min三80%工作轉速5425一階臨界轉速Rpm3632二階臨界轉速Rpm8604軸功率Rpm568016HS-06齒輪箱KW速比5425/1484傳遞功率6300工作系數KW1.4齒輪型式漸開線雙斜齒硬齒面YCH701-4電動機功率6300電壓KW6000電流V704功率因數A0.889滿載效率97%轉速

59、14843增壓機部分RpmB100-4.487/3.467離心壓縮機體積流量200入口壓力Nm3/min0.340.45序名稱單位數值號設計條件標定(2001.5.15)入口溫度MPa（絕）200出口壓力C0.440.55主軸轉速MPa（絕）12014軸功率rpm239YQF355-2電機KW電壓6000功率V315KW4氣壓機機組部分一段二段一段二段離心壓縮機體積流量（干）700532.8476.9入口壓力Nm3/m0.20.5220.19630.4773入口溫度MPa（絕）454043.639.3分子量C34.0731.7633.833.3出口壓力0.5571.80.47731.3243出

60、口溫度MPa（絕）10411793.3104.8所需功率C41652083轉速KW70646178蒸汽透平Rpm軸功率47852975轉速KW81106178入口流量rpm2000013800入口壓力Kg/h3.53.435入口溫度MPa（絕）435403.9出口壓力C109KPa絕序名稱單位數值號設計條件標定(2001.5.15)5鍋爐部分外來煙氣量28002653外來煙氣溫度Nmm506470外來煙氣CO含量C4.134.3外來飽和汽量V%44821#爐爐膛煙壓t/h2.51.071#爐爐膛溫度8TI418AKpa9008051#爐爐膛溫度8TI416AC9508621#爐過熱器出口煙溫C