第一章裝置概述

1.1設計依據

(1)《河北中捷石化集團有限公司80萬噸/年重油催化裂化裝置可行性研究報告編制

委托書》；

(2)《河北中捷石化集團有限公司80萬噸/年重油催化裂化裝置工廠設計基礎條件》;

(3)建設單位提供的與該項目相關技術資料。

1.2裝置概況

1.2.1項目名稱

建設單位：河北中捷石化集團有限公司

裝置名稱：80萬噸/年重油催化裂化裝置

1.2.2建設性質

本項目屬于新建項目。

1.2.3建設規模及年開工時數

重油管反按80X104t/a,汽油管反為16X104t/a；

年開工時數：8000小時/年。

1.2.4裝置組成

裝置包括反應一再生部分、分儲部分、吸收穩定部分、主風機部分、氣壓機部分、余

熱回收部分。

1.2.5設計原則

(1)采用先進可靠的催化裂化技術，多產丙烯，降低汽油烯燃含量，提高企業的競

爭能力和經濟效益；

(2)盡量采用“清潔工藝”，嚴格遵循國家、地方有關環境保護、消防、職業安全衛

生的標準、規范，減少環境污染，確保排放物符合環保要求；

(3)力求使裝置操作簡單靈活、抗事故能力強，同時采取行之有效的事故防范及處

理措施，確保裝置安全生產；

1.2.6設計范圍

本次設計范圍為裝置界區內的的全部內容。

1.2.7工藝設計目標

(1)汽油的烯垃含量~18丫%；汽油的辛烷值(RON)達到96以上；

(2)操作彈性滿足60%?110%；

(3)氣壓機采用背壓式氣輪機驅動，蒸汽做動力；

(4)催化劑的自然跑損控制在0.7kg/t之內；

(5)充分利用催化裂化裝置的低溫熱；

1.2.8裝置的主要產品

主要產品：富含丙烯的液化石油氣、高辛烷值低烯燃汽油；

副產品：油漿和干氣。

1.2.9原料及產品方案

本裝置的原料油為常壓渣油，硫含量3000ppm(wt)。

產品方案：以多產富含丙烯的液化石油氣、高辛烷值低烯燃汽油為主要目的。

產品去向：

液化石油氣一＞至產品精制。

汽油一＞至產品精制。

輕柴油一＞至加氫精制。

干氣一＞至產品精制。

油漿——＞至油漿罐。

2原料及產品性質

2.1原料性質

設計原料為常壓渣油，其性質見表2-1。

表2-1原料油（常壓渣油）性質（由研究單位提供）

原料油常壓渣油

密度,(20℃)g/cm30.9485

殘炭,m%6.62

H,%12.21

s,Ug/g3000

N,g/g3610

煌族組成，m%

飽和煌/芳煌/35.6/46.9

膠質+瀝青質17.5

金屬含量ug/g

Ni/V19.7/0.7

Fe/Na5.7/19.2

Ca16.2

饋程℃

初儲點285

10%366

30%422

50%471

70%549

73%555

2.2產品性質

2.2.1干氣和液化石油氣組成見表2-2

表2-2干氣、液化石油氣組成vol%（計算值）

序號組份干氣液化石油氣備注

1H237.37

2N213.25

3CO22.21

4H2O0.67

5020.81

6H2S0.580.25

7C121.82

8C29.150.38

9C2=12.670.01

10C30.18.09

11C3=1.0945.32

12nC402.02

13iC40.0512.0

14nC4=0.014.87

15IC4=0.0210.49

16cC4=0.036.3

17tC4=0.049.22

182C50.061.0

合計100.00100.00

2.2.2汽油性質見表2-3

表2-3汽油產品性質

項目調和汽油*

密度20℃,g/cm30.7889

硫含量，ug/g570

氮含量，口g/g160

煌族組成

烯母,V%18.08

飽和煌,V%29.30

芳輅V%52.63

RON97.6

誘導期,分鐘>500

酸度,mgKOH/100ml0.85

膠質，mg/100ml15

腐蝕(Cu,50℃,3h)la

儲程，℃

IBP31

10%55

30%85

50%115

70%150

90%181

FBP202

*注調和汽油為輕汽油回煉后與重汽油儲分調和的產物

2.2.3輕柴油性質見表2-4

表2-4輕柴油產品性質

項目數值

密度,20℃,g/cm30.9706

硫,%0.36

氮，pg/g793

堿氮，Rg/g233

粘度,20℃,mm2/s3.686

酸度,mgKOH/100ml1.65

膠質，mg/100ml156

腐蝕,Cu,50℃,3hla

凝點，℃<-30

閃點，℃99

t留程,℃

IBP209

10%234

30%258

50%288

70%308

90%329

95%336

FBP349

十六烷值<21

3裝置物料平衡

重油管反物料平衡及汽油管反物料平衡由研究院提供。

表3-1重油提升管物料平衡

序號物料名稱產率數量備注

wt%kg/h104t/a

㈠原料

1常壓渣油10010000080.00

合計10010000080.00

(-)產品

1干氣4.1141103.29

液化石油氣22.62260018.08

2

其中9.696007.68

3汽油36.863686029.49

4輕柴油21.052105016.84

5油漿550004.0

6焦炭9.8898807.90

7損失0.55000.4

合計10010000080.00

說明：表中數據為潛含量

表3-2汽油提升管物料平衡

序號物料名稱產率數量備注

wt%kg/h104t/a

(-)原料

1汽油1002000016.00

合計1002000016.00

（二）產品

1干氣4.939860.79

液化石油氣31.5163025.04

2

其中cr13.7627522.20

3汽油59.79119589.57

4輕柴油2.114220.34

5焦炭1.663320.21

6合計1002000016.00

說明：表中數據為潛含量

表3-3裝置總物料平衡

序號物料名稱產率數量備注

wt%kg/h10"t/a

(-)原料

1常壓渣油10010000080.00

合計10010000080.00

（二）產品

1干氣5.151004.08

液化石油氣28.092809023.12

2

其中CJ12.35123509.88

3汽油28.822882023.05

4輕柴油21.472147017.18

5油漿550004.0

6焦炭10.21102108.17

7損失0.55000.4

8合計10010000080.00

說明：表中數據為潛含量

4工藝流程簡述

重油催化裂化裝置：包括反應一再生部分、分儲部分、吸收穩定部分、主風機部分、

氣壓機部分、余熱回收部分。

4.1反應-再生部分

自裝置外來的常壓渣油進入原料油緩沖罐（V1201）,由原料油泵（P1201AB）升壓后

經循環油漿一原料油換熱器（E1215AB）加熱至280℃左右，與自分儲部分來的回煉油混

合后進入提升管中部，分4路經原料油進料噴嘴進入提升管反應器（RU01A）下部，與通

過預提升段整理成活塞流的高溫催化劑進行接觸完成原料的升溫、汽化及反應，反應油氣

與待生催化劑在提升管出口經粗旋風分離器得到迅速分離后經升氣管進入沉降器單級旋

風分離器，在進一步除去攜帶的催化劑細粉后，反應油氣離開沉降器，進入分儲塔。

待生催化劑經粗旋及沉降器單級旋風分離器料腿進入位于沉降器下部的汽提段，在此

與蒸汽逆流接觸以置換催化劑所攜帶的油氣。汽提后的催化劑沿待生立管下流，經待生塞

閥并通過待生塞閥套筒進入再生器（RU02）的密相床，在700℃左右的再生溫度、富氧（3%）

及CO助燃劑的條件下進行逆流完全再生。再生后的再生催化劑通過各自的再生立管及再

生單動滑閥，進入兩根提升管反應器底部，以蒸汽和干氣作提升介質，完成催化劑加速、

分散過程，然后與霧化原料接觸。來自蠟油再生斜管的再生催化劑與來自汽油待生循環管

的汽油待生催化劑通過特殊設計的預提升段整理成活塞流。

輕重汽油分離塔頂回流油泵出口來的輕汽油，分兩路進入汽油提升管反應器

（RH04A）。R1104A的反應油氣在提升管出口經粗旋迅速分離，油氣經單級旋風分離器

進一步除去攜帶的催化劑細粉，最后離開汽油沉降器，進入分儲塔。

來自RH04粗旋以及汽油沉降器單級旋風分離器回收的催化劑進入汽油汽提段，在此

與蒸汽逆流接觸以汽提催化劑所攜帶的油氣，汽提后的一部分催化劑經汽油待生斜管、汽

油待生滑閥進入蠟油提升管反應器（RU01A）底部預提升段，與再生催化劑混合。再生

后的催化劑通過各自的再生立管及再生單動滑閥，進入提升管反應器（RU01A）和汽油

提升管反應器（RH04A）底部。在蒸汽或干氣的預提升作用下，完成催化劑加速、分散

過程，然后與霧化原料接觸。

再生器燒焦所需的主風由主風機B1101提供，其中BU01出口的主風一部分經增壓

機升壓后，分別作為外取熱器流化風、提升風及待生套筒流化風。

再生器產生的煙氣，由七組兩級旋風分離器分離催化劑，再經三級旋風分離器

（CYH04）進一步分離催化劑后進入煙氣輪機（BEH01）膨脹作功，驅動主風機組。煙氣出煙

氣輪機后進入余熱鍋爐發生3.9MPa級蒸汽，進一步回收煙氣熱能，使煙氣溫度降到200℃

以下，經煙囪排入大氣。

4.2分儲部分

來自反應器RH01、R2101的反應油氣進入分儲塔（T1201）下部。分鐳塔共有30層

塔盤，底部裝有6層冷卻洗滌用的人字型擋板。油氣自下而上通過人字擋板，經分儲后得

到氣體、裂解粗汽油、裂解輕油和油漿。為了提供足夠的內回流和使塔的負荷比較均勻，

分儲塔分別建立了四個循環回流。

分儲塔頂油氣先后經分儲塔頂油氣-熱水換熱器（E1201/A?F）、分儲塔頂油氣干式空

冷器（E1202/A?L）、分館塔頂油氣冷凝冷卻器（E1203/A-F）冷至?40℃,進入分儲塔

回流罐（V1203）,粗汽油經粗汽油泵（P1202AB）抽出，送至吸收塔。富氣進入氣體壓縮

機（C1301）；污水排至酸性水緩沖罐（V1208）經酸性水泵（P1203AB）抽出，送至硫磺回

收裝置處理。

裂解輕油自分儲塔第14層板自流入輕柴油汽提塔（T1202）,經水蒸汽汽提后用輕柴

油泵（P1205AB）抽出，經輕柴油-熱水換熱器（E1206）、輕柴油-富吸收油換熱器（E1210AB）、

輕柴油-熱水換熱器（E1212AB）、輕柴油冷卻器（E1214）冷卻至60℃,一部分送出裝置，

另一部分經貧吸收油冷卻器（E1213AB）冷卻至40℃去吸收塔。

油漿經循環油漿泵（P1209AB）從T1201底部抽出，經循環油漿一原料油換熱器

（E1215AB）、循環油漿蒸汽發生器（E1216AB）冷卻至280℃返回分館塔，一部分返回

T1201人字擋板頂部（對進入分儲塔的油氣進行冷卻和洗滌），另一部分返回人字擋板底

部。第三部分送至油漿冷卻器（E1218A?F）冷至90℃送出裝置。

從吸收穩定部分來的富吸收油，經輕柴油貧吸收油一富吸收油換熱器（E1210）換熱

后，進入分儲塔第9層塔板。

一中回流由T1201第17層塔板用一中循環油泵（P1206AB）抽出送至穩定塔（T1304）

穩定塔底重沸器（E1312）作熱源，然后經分儲一中段油-熱水換熱器（E1207）冷至190℃

返回T1201第14層塔板。

回煉油由T1201第29層塔板自流入二中及回煉油罐（V1202）,由二中及回煉油泵

（P1208AB）抽出，一路與原料油混合后進入提升管反應器，另一路做為二中段循環回流，

經分儲二中段油蒸汽發生器（E1208）后冷卻至270℃,返回分館塔第24層塔板；第三路

做為內回流打入T1201第28層塔板上。

4.3吸收穩定部分

從V1203來的富氣進入氣壓機一段進行壓縮，然后由氣壓機中間冷卻器冷至40℃,

進入氣壓機中間分離器進行氣、液分離。分離出的富氣再進入氣壓機二段。二段出口壓力

（絕）為1.6MPa。氣壓機二段出口富氣與解吸塔頂氣及富氣洗滌水匯合后，先經壓縮富氣

干式空冷器（E1301A-D）冷凝后與吸收塔底油匯合進入壓縮富氣冷凝冷卻器（E1302A-D）進

一步冷至40℃后,進入氣壓機出口油氣分離器（V1302）進行氣、液、水分離。

經V1302分離后的氣體進入吸收塔（T1301）進行吸收，作為吸收介質的粗汽油及穩

定汽油分別自第四層及第一層進入吸收塔，吸收過程放出的熱量由兩個中段回流取走。其

中一中段回流自第六層塔盤流入吸收塔一中回流泵（P1305A、B），升壓后經吸收塔一中段

油冷卻器（E1303）冷至40℃返回吸收塔第七層塔盤；二中段回流自第二十二層塔盤抽出，

由吸收塔二中回流泵（P1306）打至吸收塔二中段油冷卻器（E1304）冷至40℃返回吸收塔

第二十三層塔盤。

經吸收后的貧氣至再吸收塔（T1303）,用輕柴油作吸收劑進一步吸收后，干氣分為

兩路，一路至提升管反應器作預提升干氣，一路至產品精制脫硫，作為工廠燃料氣。

凝縮油由解吸塔進料泵（P1303A、B）從V1302抽出后進入解吸塔（T1302）第一層,

由解吸塔底重沸器（E1311）提供熱源，以解吸出凝縮油中＜C2組分。

脫乙烷汽油從解吸塔（T1302）底出來，用泵Pl311AB加壓經El305AB與穩定汽油換

熱后進入穩定塔（T1304）o液化石油氣從塔頂儲出，經穩定塔頂冷凝冷卻器（El310A?F）

冷卻后進入回流油罐V1303o經穩定塔頂回流油泵（P1308A.B）抽出后，一部分作穩定

塔回流，其余作為液化石油氣產品送至產品精制脫硫、脫硫醇。穩定汽油自塔底先經

El305AB與脫乙烷汽油換熱后分為兩路，一路去輕重汽油分離塔中部，另一路經解吸塔進

料換熱器（E1307AB）,穩定汽油-除鹽水換熱器（E1308AB）,穩定汽油冷卻器（E1309AB）

冷到40℃。用Pl308AB升壓送到T1301做補充吸收劑。穩定塔底重沸器（E1312）由分儲

一中段循環回流提供熱量。

輕汽油組分從塔頂儲出，經輕重汽油分離塔頂空冷器（E1314A?D）冷卻后進入回流

油罐V1310,液體產品輕汽油用輕重汽油分離塔頂回流泵（P1312AB）加壓，一部分作為

T1305的回流，另一部分送至反應部分。重汽油從輕重汽油分離塔（T1305）底出來，用

重汽油泵Pl313AB加壓后，在重汽油-熱水換熱器（E1316AB）和重汽油冷卻器（E1317AB）

換熱后去脫硫單元的汽油堿洗、脫硫醇系統。輕重汽油分離塔（T1305）的熱源為1.0MPA

蒸汽。

4.4低溫熱水生產系統

自動力站來的70℃,400t/h的熱媒水與分館塔頂油氣換熱后分為兩路，一路與頂循環油、

分館中段回流油換熱；一路與輕柴油、重汽油換熱。混合后熱媒水溫度約100℃,送至裝

置外。

5主要技術方案

5.1工藝技術路線

①采用多產丙烯技術

采用多產丙烯技術，在降低汽油中的烯燃含量的同時，增加液化石油氣特別是丙烯的

產率。

②采用增產丙烯專用催化劑

為滿足本裝置生產低烯燃汽油的要求，設計考慮采用增產丙烯專用催化劑。

③重油原料霧化采用CS型高效噴嘴

CS型噴嘴具有霧化效果好、焦炭產率低、輕質油收率高、操作平穩等特點，可以充

分滿足工藝過程的要求，且在一定程度上可降低蒸汽消耗。

④反應再生系統采用PLY型高效旋風分離器

從維持反一再系統平穩操作，減少催化劑自然跑損的角度出發，反應再生系統中旋風

分離器均采用分離效率高的PLY型旋風分離器。

⑤采用高效汽提技術

提高汽提效果對降低再生器燒焦負荷有很大好處。本設計重油沉降器及汽油沉降器采

用了高效汽提技術并對汽提段進行特殊設計，以改善汽提蒸汽與待生催化劑的接觸，提高

汽提效果。

5.2工藝技術特點

5.2.1采用同軸式兩器型式

本設計重油沉降器與再生器采用同軸式兩器布置。該兩器型式具有技術先進、操作

簡單、抗事故能力強、能耗低及占地少等特點。

5.2.2再生工藝方案

再生方案的選擇以滿足降低再生催化劑的定碳、使催化劑性能得以充分恢復，同時

避免采用過于苛刻的再生條件，有利于保護催化劑活性為前提。本裝置采用單段逆流再生,

催化劑定碳〈0.1%。

該技術由以下幾種單項技術組成：

⑴采取加CO助燃劑的完全再生方案

采用該方案后，平均氧濃度的提高可使再生劑含碳明顯降低，特別對于單段再生其

效果更加明顯。

⑵采用較低的再生溫度

較低的再生溫度有利于提高劑油比并保護催化劑活性，為反應原料提供更多的活性

中心。

⑶采用逆流再生

通過加高待生套筒使待生催化劑進入密相床上部，并良好分配，然后向下流動與主

風形成氣固逆流接觸，有利于提高總的燒焦強度并減輕催化劑的水熱失活。

⑷采用待生催化劑分配技術

在待生套筒出口配置特殊設計的待生催化劑分配器，使待生劑均勻分布于再生密相

床上部，為單段逆流高效再生提供基本的保證。

⑸采用高床層再生。設置較高的密相床層，這不僅可提高氣固單程接觸時間，而且

有利于co在密相床中燃燒，并提高催化劑輸送的推動力。

⑹采用改進的主風分布管

主風的分布好壞直接影響再生器的流化質量，從而影響燒焦效果。單段再生的再生器直徑

較大，因此，主風的分布好壞尤為重要。為改善流化質量，采用改進的主風分布管。

5.2.3反應部分工藝技術特點

(1)采用雙提升管、雙沉降器設計。

(2)采用特殊設計的重油提升管預提升段，將再生催化劑與汽油待生催化劑混合，以

降低再生劑溫度提高劑油比。

(3)重油提升管原料油噴嘴選用特殊設計、霧化效果好、經過實際應用證明效果良好

的CS型噴嘴，采用適宜的原料油預熱溫度，盡可能降低原料進噴嘴的粘度，確保原料的

霧化效果及油劑接觸效果。

(4)兩根提升管分別采用優化的反應時間設計，為降低汽油烯燒、多產丙烯創造良好

的條件。

(5)重油提升管后部設有終止劑(正常情況下不投用)，控制反應出口溫度。

(6)兩根提升管出口設快速終止反應設施，提升管出口設置粗旋快分使油氣與催化劑

快速分離，粗旋升氣管與沉降器單級旋分器入口軟連接，以達到快速終止二次反應，減少

反應油氣在沉降器的停留時間從而減少二次反應和熱裂化反應的發生，同時提高旋分效率,

減少催化劑的跑損。

⑺汽提段采用高效汽提技術：其中汽油汽提段采用填料式高效汽提技術。

采取上述措施使得催化劑在從進入提升管至離開沉降器汽提段的整個過程中均處于

優化狀態。通過予提升段盡可能地使催化劑流動均勻。采用高效霧化噴嘴使催化劑與良好

霧化并均勻分布的原料油霧滴接觸，達到瞬間汽化、反應的目的。使用粗旋升氣管與單級

旋分對口軟連接技術可以減少過度裂化及熱裂化反應，使反應油氣在高溫區的停留時間盡

可能縮短。加之完善的汽提設施，從而達到提高輕質油收率，降低干氣、焦炭產率之目的。

5.2.4合理采用內、外取熱技術

置一臺氣控外循環取熱器。該取熱器不設滑閥而是通過調節流化風或提升風量來達

到調節取熱量、控制再生溫度的目的，具有結構簡單、運行可靠等特點。外取熱器取熱管

采用肋片管，具有傳熱系數高、設備結構緊湊、抗事故能力強（取熱管斷水不易破裂漏水）

等優點。外取熱水系統采用自然循環方式，節省動力，運行可靠。

5.3主要工藝計算匯總

5.3.1反應部分工藝操作條件見表5-1o

5.3.2再生部分工藝操作條件見表5-2o

5.3.3重油再生線路壓力平衡匯總見表5-3o

5.3.4重油待生線路壓力平衡匯總見表5-4o

5.3.5汽油再生線路壓力平衡匯總5-5o

5.3.6汽油待生循環線路壓力平衡匯總表5-6o

5.3.7塔類設備計算匯總表5-7o

5.3.8冷卻換熱設備計算匯總表5-8o

表5-1反應部分主要操作條件和計算結果

序號項目單位設計數據備注

一重油提升管

1原料油預熱溫度℃200

2反應溫度℃520

3沉降器頂壓力MPa(絕)0.31

4回煉比0.1

5反應時間S3.93

6再生催化劑循環量t/h835

汽油管反待生劑循環

7t/h225

量

8劑油比（對總進料）9.64

9粗旋入口線速m/s16.5

10單級旋分入口線速m/s19

二汽油提升管

1進料溫度℃45

2反應溫度℃550

3沉降器頂壓力MPa(絕)0.32

4反應時間s2.71

5粗旋入口線速m/s16.5

6單級旋分入口線速m/s19

7再生催化劑循環量t/h225

8劑油比11.23

三重油汽提段

1催化劑總循環量t/h1060

2質量流速t/(m2.h)172

四汽油汽提段

1催化劑總循環量t/h225

2質量流速t/(m2.h)158

表5-2再生部分主要操作條件和計算結果

序號項目單位設計數據備注

1再生器密相溫度℃690

2再生器頂壓力MPa(絕)0.35

3煙氣過剩氧V%5.0

4主風總量Nm3/min2262

5一級旋分入口線速m/s20

6二級旋分入口線速m/s22

表5-3重油再生線路壓力平衡匯總

序號項目單位數據備注

1推動力

再生頂壓

1)MPa0.35

再生稀相靜壓

2)MPa0.004

再生密相靜壓

3)MPa0.0252

再生斜管靜壓

4)MPa0.0385

合計

MPa0.4177

2阻力

沉降器頂壓

1)MPa0.31

粗旋壓降

2)MPa0.0075

提升管總壓降

3)MPa0.06

再生滑閥壓降

4)MPa0.0402

合計

MPa0.4177

表5-4重油待生線路壓力平衡匯總

序號項目單位數據備注

1推動力

1)沉降器頂壓MPa0.31

2)沉降器稀相靜壓MPa0.0003

3)汽提段靜壓MPa0.0552

4)待生立管靜壓MPa0.07

合計MPa0.4355

2阻力

1)再生頂壓MPa0.35

2)再生稀相靜壓MPa0.004

3)再生密相靜壓MPa0.0098

4)待生立管套筒靜壓MPa0.03025

5)待生分配器壓降MPa0.07

6)待生塞閥壓降MPa0.03445

合計MPa0.4355

表5-5汽油再生線路壓力平衡匯總

序號項目單位數據備注

1推動力

1)再生頂壓MPa0.35

2)再生稀相靜壓MPa0.004

3)再生密相靜壓MPa0.021

4)再生斜管靜壓MPa0.03675

合計MPa0.41175

2阻力

1)沉降器頂壓MPa0.32

2)粗旋壓降MPa0.0075

3)提升管總壓降MPa0.06

4)再生滑閥壓降MPa0.03425

合計MPa0.41175

表5-6汽油待生循環線路壓力平衡匯總

序號項目單位數據備注

1推動力

1)汽油沉降器頂壓力MPa0.32

2)汽油沉降器稀相靜壓MPa0.0005

3)汽油汽提段靜壓MPa0.042

4)汽油待生循環管靜壓MPa0.08

合計MPa0.4425

2阻力

1)重油沉降器頂壓力MPa0.31

2)重油提升管總壓降MPa0.06

3)重油粗旋壓力降MPa0.0075

4)汽油待生循環滑閥壓降MPa0.65

合計MPa0.4425

表5-7冷卻換熱設備工藝計算匯總

操作壓力流量對數平溫差重量膜傳熱積垢傳熱傳熱面積折流板臺數及

序流程操作溫度℃熱負荷

設備名稱介質(絕)MPa均溫校正流率系數熱阻系數m2型號間距聯接方備注

號編號kw

進口出口進口出口數量單位差。C系數Kg/(m2?h)W/(m2,k)(m2,k)/WW/(m2,k)計算采用mm式

1234567891011121314151617181920212223

管

熱水7077.3500000kg/h24290.00017

E1201分福塔頂油氣-程6臺

142179.40.8832314552880RCBOS1300-1.6-480-6/25-6I200

A-F熱水換熱器殼并聯

分儲塔頂油氣97.879.6107300kg/h4350.00017

程

管12片

分儲塔頂油氣79.661107300kg/h10050.00017

E1202分鐳塔頂油氣程6

25122310.953875341560P9x3-4-130-1.57S-23.4/GJ-Ia

A-L空冷器殼路并

空氣30403515616kg/h10310.00017

程