140万吨重油催化裂化装置操作规程

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1、目 录第一章 装置概况1第一节 装置简介1第二节 物料平衡及催化剂4第三节 主要工艺流程说明6第四节 主要设计条件及工艺计算汇总21第五节 消耗指标及能耗34第六节 装置设备规格表42第七节 机械规格表50第八节 安全阀规格表62第九节装置仪表规格表63第十节 反再部分设备仪表管嘴明细表81第十一节 限流孔板表86第十二节 装置开工以来大的动改项目汇总88第二章 岗位操作法89第一节 反应再生单元操作法89第二节 CO焚烧炉-余热锅炉单元操作法131第三节 机组单元操作法169第一部分 三机组单元操作法169第二部分 备用风机操作法193第三部分 增压风机操作法202第四部分 气压机单元操作法

2、209第四节 分馏单元操作法233第五节 吸收稳定单元操作法253第六节 汽油脱臭单元操作法273第七节 脱硫单元操作法278第八节 特殊设备操作法291第九节 装置开停工步骤300第十节 装置生产运行大事记301第三章 装置安全常识307第一节 基本概念307第二节 基本常识310第三节 基本技能315第四节 有关规定、规章制度、标准317- 328 -第一章 装置概况第一节 装置简介一. 装置设计依据及规模中国石油化工股份有限公司济南分公司为原油一次加工能力500万吨/年的大型燃料-润滑-化工型石油加工企业。鉴于分公司原油加工量逐年递增的实际情况，原有二次加工能力已不能满足生产发展的需要，

3、增上本套140万吨/年重油催化裂化装置，对提高济南分公司原油加工深度及为下游化工装置提供原料将发挥重要作用。本装置催化裂化部分由中国石化北京设计院设计，设计规模为140万吨/年，产品精制部分由济炼设计室设计，设计规模为干气10万吨/年、液化气20万吨/年、汽油70万吨/年，由中石化第二、第十建安公司建设安装。该装置包括反应-再生、分馏、吸收稳定、汽油脱硫醇、液化气和干气脱硫、能量回收三机组、富气压缩机组、CO焚烧炉-余热锅炉、采暖水站等单元，初步设计概算投资为4.7亿元，实际完成投资3.6亿元。装置于1993年11月5日立项，1994年6月25日总公司批复可行性研究报告，1994年11月28日

4、破土动工，1996年9月28日建成中交，当年10月26日一次开车成功。在首次开工即创造了连续安全运行573天的全国纪录后，于1998年5月20日至6月17日进行了计划停工检修；装置第二周期在连续、安全、优质运行了1002天后，于2001年3月12日至4月7日进行了计划停工检修；装置第三周期自2001年4月8日投入运行，在实现安、稳、长、优运行1073天后，装置于2004年3月15日按计划停工检修，再创全国同类型装置长周期运行新纪录。装置第四生产周期已于2004年4月23日顺利投料生产。为有效降低催化汽油烯烃含量，装置于2004年大检修期间增上了轻重汽油分离系统，该系统由中国石化北京设计院设计，

5、设计处理量190t/h。二.装置主要特点1. 为保证重油催化裂化具有较好的产品分布，采用高温短接触提升管反应器和提升管注入中止剂技术，可依据原料油的轻重及产品生产方案来选择不同的注入位置（高、中、低）和介质（水、汽油、轻回炼油、焦化蜡油等），提升管出口设快速高效分离器。2. 特殊的进料注入系统：提升管Y型部分设置专门的分布环使催化剂处于良好的流化状态，为使原料油和催化剂接触良好创造了条件，不断选用性能优异的高效雾化喷嘴，以保证雾化后的油滴与再生催化剂有良好的接触，并得到迅速的汽化和反应。3. 高剂油比：中止剂的使用和相对较低的二再温度为增加剂油比创造了条件，正常生产控制碳差l(重)左右，剂油比

6、维持在7以上，提高了重油裂化能力，同时也使产品分布得以改善。4. 使用多功能钝化剂，钝化催化剂上的重金属（Fe、Ni、V、Na），以改善催化剂选择性和提高催化剂活性。5. 油浆采用单程操作，依据油浆密度的大小来确定油浆外甩量的多少，既降低了生焦和能耗，同时也提高了掺渣能力和处理能力。6. 沉降器汽提段采用高效分段汽提技术，使待生剂中的轻烃更多除去。 7. 同轴-串联-逆流两段式再生新工艺能很好地保持催化剂的活性和选择性。第一段再生在较低的再生温度(660690)下将催化剂上的部分碳和全部氢烧掉，这样就降低了第二再生器的水蒸汽分压，虽然第二再生器温度(720760)比一再高许多，但由于基本上没有

7、水蒸汽存在因而使催化剂免于水热失活。二段再生置于一段下部避免了一、二再烟气混合后的尾燃现象，也为二段再生提供高氧(6 以上)创造了有利条件，二再的富氧烟气进入一段再生，使主风得到充分利用。一段再生置于二段上部，在较为缓和的条件下操作，一段再生器为贫氧再生，此再生工艺耗风指标低。8. 采用高效旋风分离器，回收效率高。简体、锥体、灰斗尺寸长，筒体直径小，入口面积大，达到降低催化剂消耗降低成本和减少环境污染的目的。9. 采用能够灵活调节催化剂循环量的分装式电液驱动冷壁滑阀，以保证操作平稳和装置长周期运转。10. 采用可调下流式外取热器，取出反应再生系统内的过剩热量，发生3.9MPa的中压蒸汽。其取热

8、量可以根据两器热平衡情况予以调节。11. 取消开工加热炉，节省了设备投资及操作费用。12. 充分回收能量：利用热媒水先后与分馏塔顶油气、顶循环回流和轻柴油换热、除盐水与顶循环回流和轻柴油换热回收低温热；利用循环油浆发生中压蒸汽回收热量；再生烟气采用烟气轮机回收压力能和热能；CO焚烧炉-余热锅炉回收烟气的化学能和显热能。尤其是改造后的余热锅炉，不仅增大了烟气的回收能力和蒸汽的过热能力，新增水热媒换热系统还较好的解决了低温露点腐蚀问题，使得排烟温度较大幅度降低，锅炉热效率明显提高。13. 汽油脱硫醇采用无碱脱硫醇新工艺。14. 液化气、干气脱硫采用YS-93型高效脱硫剂。第二节 物料平衡及催化剂一

9、. 原料油来源及性质 设计加工原料为临商原油的混合蜡油和常压渣油的混合原料，其混合比为混合蜡油：常压渣油=20：80；亦可加工原料为临商原油的混合蜡油：减压渣油=60：40。其中混合蜡油包括常压过汽化油、减压一线、二线、三线、四线、五线油，抽余油、蜡膏、丙脱油等。受分公司物料平衡以及原油种类变化的影响（开始部分加工胜利管输原油和进口原油），装置实际加工的原料油性质比设计条件下重。另外，由于优质蜡油用于生产润滑油，混蜡性质亦较差，使轻烃液收比设计值要低，而生焦比设计值要高。原料油性质见表-1。自2002年11月焦化装置开工以来，我厂减渣加工方式又发生了改变，催化装置掺炼减渣比例减少，原料性质逐渐

10、变轻，而且装置由回炼油喷嘴掺炼焦化蜡油。表-1、典型的原料油性质项 目设 计实 际加工量 t/h 175123密度 Kg/m3940.6947.1残炭 m %6.2349.5S m %0.3840.652N m %0.442-重金属含量 ppmFe Ni Cu V Na7.7613.220.10.9681.0225.220.10.14.54.2掺渣比 m%80.0(常渣)40.0(纯减渣)二. 物料平衡表-2.典型的物料平衡项 目收率m% （设计）收率 m（实际） 纯减渣掺炼比m%常渣80混蜡2050.52酸性气0.53干气5.04.48液化气11.513.94汽油4633.27柴油23.53

11、0.72油浆5.06.15焦炭8.510.47损失0.50.44轻油收率69.563.99轻烃液收8177.93备注：实际生产方案为柴油生产方案。三 催化剂 装置采用超稳分子筛催化剂，其水热稳定性提高，氢转移能力降低，汽油辛烷值提高，焦炭产率降低，并具有较强的抗重金属（Ni、V等）污染能力，是加工重油的理想催化剂。装置开工以来先后应用过RHZ-200、RHZ-300、ORBIT-3000、COMET-400、LANET-35、DVR-1、JVR-1、LRC-99、MLC-500重油裂化催化剂及CH0-3、CHO-4增产液化气的助剂。第三节 主要工艺流程说明一. 反再系统1. 反应部分混合蜡油和

12、常(减)压渣油分别由罐区原料罐送入装置内的静态混合器(D-214)混合均匀后，进入原料缓冲罐(D-203/1)，然后用原料泵(P-201/1.2)抽出，经流量控制阀（8FIC-230）后与一中回流换热(E-212/1.2)，再与油浆(E-201/1.2)换热至170220，与回炼油一起进入静态混合器（D-213）混合均匀。在注入钝化剂后分三路(三路设有流量控制)与雾化蒸汽一起经六个进料喷嘴进入提升管，与从二再来的高温再生催化剂接触并立即汽化，裂化成轻质产品(液化气、汽油、柴油)并生成油浆、干气及焦炭。新增焦化蜡油流程：焦化蜡油进装后先进焦化蜡油缓冲罐（D-203/2），然后经焦化蜡油泵（P-2

13、01/3.4）提压至1.3MPa后分为两路：一路经焦化蜡油进提升管控制阀（8FIC242）进入提升管反应器的回炼油喷嘴或油浆喷嘴，剩余的焦化蜡油经另一路通过D-203/2的液位控制阀（8LIC216）与进装蜡油混合后进入原料油缓冲罐（D-203/1）。新增常压热渣油流程：为实现装置间的热联合，降低装置能耗，由南常减压装置分出一路热常渣（约350），经8FIQC530直接进入D-213（原料油与回炼油混合器）前，与原料混合均匀后进入提升管原料喷嘴。 反应油气、水蒸汽、催化剂经提升管出口快分器分离出大部分催化剂，反应油气经过沉降器稀相沉降，再经沉降器(C-101)内四组单级旋风分离器分离出绝大部分

14、催化剂，反应油气、蒸汽、连同微量的催化剂细粉经大油气管线至分馏塔人档下部。分馏塔底油浆固体含量控制6g/L。 旋分器分出的催化剂通过料腿返回到汽提段，料腿装有翼阀并浸没在汽提段床层中，保证具有正压密封，防止气体短路，汽提蒸汽经环形分布器进入汽提段的上中下三个部位使催化剂不仅处于流化状态，并汽提掉催化剂夹带的烃油气，汽提后的催化剂通过待生滑阀进入一再催化剂分布器。 2. 再生部分 第一再生器在比较缓和的条件下进行部分燃烧，操作压力为0.150.25MPa(表)，温度660690，在床层中烧掉焦炭中绝大部分氢和部分碳。由于有水蒸汽存在，一再温度要控制低一些，以减轻催化剂的水热失活。烧焦用风分别由一

15、再主风及过剩氧较高的二再烟气提供。从一再出来的半再生催化剂通过半再生滑阀进入二再下部，并均匀分布。二再压力在0.27MPa(表)，720760温度下操作，催化剂上剩余碳用过量的氧全部生成CO2。由于一再烧掉绝大部分氢，从而有效降低了二再水蒸汽分压，使二再可在较高的温度下操作。二再烟气由顶部进入一再，热再生催化剂从二再流出，通过再生滑阀进入提升管底部，实现催化剂的循环。3. 外取热部分 为维持两器热平衡，增加操作灵活性，在一再旁设置可调热量的外取热器。由一再床层引出的高温催化剂(660690)流入外取热器(C-104)经取热列管自上向下流动，取热管浸没于流化床内，管内走水。取热器底部通入流化风，

16、以维持良好流化状态，实现流化床催化剂对直立浸没管的良好传热。经换热后的催化剂温降150左右，通过外取热下滑阀流入二再底部。 外取热器用的除氧水自余热炉来，进入汽包(D118)，与外取热器换热出来的汽水混合物混合传热并进行汽液分离后产生3.9MPa(绝)饱合蒸汽送至余热锅炉进行过热。汽包里的饱和水由循环水泵(P103/l-3)抽出，采取强制循环方式进入外取热器取热管束。4. 主风部分 一、二再烧焦用主风由主风机(K101)供给。主风机出口分出一路主风经增压机(K-103/1.2)升压0.1MPa后作为外取热器流化风，实际生产运行中，作为一项重要节能措施，开工至今未开增压机，外取热器流化风由主风机

17、出口主风经增压机出入口跨线提供，通过控制适宜的外取热器藏量以保证流化风的正常进入。二. 机组系统1. 三机组部分 来自再生器具有一定压力的高温烟气首先进入一台多管式三级旋风分离器，分出其中大部分细粉催化剂，使进入烟气轮机的烟气中催化剂含量10m颗粒基本除去，以保证烟气轮机叶片长周期运转。烟气从三旋出来分两路：一路经事故切断闸阀和调节蝶阀轴向进入烟气轮机膨胀作功，驱动主风机回收烟气中的压力能及热能。做功后的烟气压力从0.22MPa(表)降至0.005MPa(表)，温度由620降至500，经水封罐(D-115/1)和另一旁路经双动滑阀调节放空的烟气汇合后进入CO焚烧炉余热锅炉回收烟气中的化学能和热

18、能，发生3.9MPa(绝)、410的过热蒸汽，烟气经CO焚烧炉余热锅炉后的温度降至200后排入烟囱。 为了维持三旋系统的压力平衡，约35的烟气夹带着三旋回收下来的催化剂细粉从细粉收集罐顶经临界流速喷嘴排入烟囱。此喷嘴在烟气接近临界流速并含有一定量催化剂细粉的条件下使用，其喷嘴采取了耐磨措施。2. 气压机组部分 由分馏塔顶油气分离器(D201)来的富气，压力0.170.25MPa(a)，流量650700Nm3/Min、温度45，经气压机入口Dg700的事故切断阀蝶阀进入一段压缩，压缩至0.340.557MPa(绝)，进入级间冷却器(E-301)。为防止在冷却器中形成氨盐结晶和除去部分H2S等有害

19、物质，在压缩富气进入冷却器前注入洗涤用净化水，流量约8000kg/h。气体经冷却器冷至40进入级间分液罐(D-305)进行气液分离。气相进入气压机进行二段压缩，至1.081.8MPa(a)，然后经Dg350事故切断闸阀去吸收稳定部分。D-305中凝液由凝液泵(P-310/1-3)打入吸收稳定凝缩油罐（D-301）或自压至分馏单元粗汽油罐（D-201），含硫污水则自压至含硫污水罐(D-207)。 蒸汽透平用3.33.5MPa(a)、400410过热蒸汽驱动，直接变为凝结水，用凝结水泵(P-311/1.2)打至软化水罐(D-208)或进入锅炉除氧器。 为防止气压机飞动，在气压机一、二段均设有防喘振

20、控制器，并共用一个防喘振调节阀。该系统的防喘振控制线是根据气压机流量及进出口温度、压力、气压机转速等六个参数经计算确定的。它能在操作点达到防喘振控制点时迅速打开防喘振调节阀，防止喘振的发生。在正常操作时，防喘振控阀关闭。装置反应沉降器顶压力通过气压机入口前压力间接控制，机入口压力通过调速器调节汽轮机转速来改变富气流率，从而实现反应压力恒定的目的。考虑到紧急状态下控制反应压力，设有富气放火炬系统，由Dg600和Dg400的大、小放火炬蝶阀各一个。三. 锅炉系统 本装置设置了两台CO焚烧炉余热锅炉，型号为CGBQ84/506683.82/420，此锅炉产汽量为68t/h，蒸汽压力为3.82MPa，

21、温度为420。燃用三种燃料，一是燃烧催化再生烟气中的一氧化碳，使排放出的烟气能满足环保要求；二是燃烧分公司高压瓦斯(燃料气)；三是本装置油浆作为补充燃料，在高压瓦斯系统压力较低时投用。设计每台燃烧式CO焚烧炉-余热锅炉自身产饱和汽约46t/h，而装置外取热器产饱和汽及油浆蒸汽发生器产饱和汽共约44t/h，分二路进锅炉过热，过热后的每一台炉发生的蒸汽约68t/h，绝大部分送出装置供全厂使用。由于装置掺炼外油和掺渣比的提高，锅炉过热能力不足和省煤器低温腐蚀等方面的问题日趋严重。在2001年装置大检修中对两台锅炉进行了扩能防腐改造，采用了水热媒新技术，锅炉效率得到极大提高。改造项目包括：拆除原错列式

22、布置的光管省煤器；将原有的省煤器系统按烟气流向分为三部分，即低低温过热器、两组省煤器（高温段、低温段）和烟气换热器（高温段、低温段），以上各部分均采用高效翅片管；在每台锅炉的烟气尾段增上25组固定旋转式蒸汽吹灰器以加强吹灰；引入150 左右的低温除氧水作为水热媒介质，与锅炉各部分进行换热；锅炉给水泵出口增设两台给水换热器，热媒水分别与锅炉上水、外取热器和油浆蒸汽发生器上水进行换热；锅炉鼓风机出口风道增设空气预热器，利用热媒水对空气进行加热，以提高风温，保证燃烧的稳定性并节约燃料。外来饱和汽先进入低低温过热器，被加热到300后再进入到锅炉的原有低、高温过热器，同时烟气温度由476降至426；锅炉

23、上水（150）进入省煤器，被加热后进入上汽包，同时烟气由426降至285；热媒水进入烟气换热器升至190后进入热媒水换热器、空气预热器，同时烟气温度由285降至209进入烟囱排入大气。 四、分馏系统 分馏塔(C201)共32层塔盘，塔底部装有10层人字挡板。来自沉降器的反应过热油气进入分馏塔人字挡板底部，与顶部人字挡板返回的245260循环油浆逆流接触，油气自下而上被冷却洗涤。油气经分馏后得到裂解气，粗汽油，轻柴油，回炼油和油浆。为了提供足够的内回流使塔的负荷分布均匀，分馏塔设四个中段循环回流。1. 分馏塔顶油气流程分馏塔顶压力为0.20.25MPa(绝)，温度95120油气自分馏塔顶馏出，送

24、至E203/l5，与热煤水换热到80，然后进入空气冷却器(EC201/114)冷却至60，再进入分馏塔顶后冷器(E209/l5)冷至40后进入油气分离器(D201)分离。从D201分离出的富气进入气体压缩机，粗汽油分两路：一路用泵(P203/1.2)加压后送至吸收稳定部分的吸收塔顶作为吸收剂；另一路用P-203/3加压后又分为两路，一路打至分馏塔顶作冷回流，另一路进入提升管作中止剂。分出的污水外送至污水汽提装置进行处理。2. 轻柴油流程 轻柴油由C-201第2l层板自流进入轻柴油汽提塔(C-202)，用1.0MPa蒸汽汽提后，由泵(P-206/1.2)抽出，先经E-206/5.6与E-203/

25、15来热煤水换热后，再与E-206/1.2与除盐水换热，之后再经E-206/3.4与循环水换热至约50后，作为产品送出装置。 贫吸收油从C-201第2l层或从顶循泵入口跨线用顶循环油作吸收剂由贫吸收油泵(P-207/1.2)抽出，首先进入换热器(E-204/1.2)，与富吸收油换热，然后进贫吸收油冷却器(E-2l0/1.2)，冷却至40后作为再吸收剂送到再吸收塔塔顶。富吸收油与贫吸收油经E-204/1.2换热后返回分馏塔第23层塔盘或跨入顶循返塔线。3. 顶循环回流流程 顶循环油由P-204/1.2从分馏塔第29层抽出，温度为110140，首先进E-202/1.2与E-203/15来热煤水换热

26、后，再进入E-205/1.2与除盐水换热，温度降至90左右，再进E-205/3，或经8TIC-202热旁路返回分馏塔第32层塔盘。4. 一中段循环回流流程 一中油由P-205/1.2从分馏塔第18层塔盘抽出，温度为263左右，先作为脱吸塔底重沸器(E-303)热源，温度降至197左右，然后进E-212/1.2与原料油换热温度降至约160，返回分馏塔第20层塔盘。一中回流冷却器E-211/1.2正常情况下不投用仅作热备用。通常在处理分馏塔结盐时可投用E-211/1.2中的一组，以增加一中取热量使内回流带水洗去结盐；或当E-303不能运行时，投用一中回流冷却器E-211/1.2将一中回流冷到160

27、后再返回分馏塔第20层塔盘。5. 二中段循环回流流程 二中自分馏塔第3层塔盘上自流至回炼油罐(D-202)，温度约354，然后用P-209/1.2抽出分成三部分：第一部分作为内回流返回第2层塔盘上；第二部分作为二中回流，作稳定塔底重沸器(E-304)热源，温度降至约250 ，返回分馏塔第5层塔盘；第三部分作为回炼油进入原料油罐（D-203/1）或直接与换后原料混合后进入提升管。6. 油浆循环回流流程 油浆自分馏塔底由P-210/13抽出，温度约300 330，分出一部分作为回炼油浆直接进提升管（通常情况下油浆采取单程操作，不回炼）,大部分进入E-208/l-4发生3.9MPa(绝)饱和蒸汽，然

28、后进入E-201/1-2与原料换热，换后油浆又分为两路：一路返回人字挡板上部；另一路返回分馏塔底。7. 低温热系统流程系统热媒水自一催化热媒水罐经泵加压至1.2MPa，其中一路500t/h（8FIC243）、65（8TI261）热媒水进二催化，经E-203/1-5与分馏塔顶油气换热至89，后分两路：一路150t/h（8FI247）经E-206/5.6与轻柴油换热至106（8TI265），另一路350t/h进入并联的E-202/1.2与顶循环油换热至101（8TI263、8TI264），两路热媒水合并后101（8TI262）出装至气分装置。分馏塔低温热相关换热流程：分馏塔顶油气经E-203/1-

29、5与热媒水换热（设有DN700油气旁路蝶阀），再经空冷EC-201/1-14，后经E-209/1-5循环水（E-209/3可用除盐水）冷却进后D-201；顶循环油经E-202/1.2（并列）与热媒水换热，再经E-205/1.2（重叠）与除盐水换热，后经E-205/3循环二次水冷却后返塔；轻柴油抽出先经E-206/5.6（重叠）与热媒水换热，再经E-206/1.2（重叠）与除盐水换热，后经E-206/3.4（重叠）循环二次水冷却后出装。五、吸收稳定系统1. 压缩富气冷却流程 从D-201出来的富气被压缩机(K-301)压缩至约1.6MPa(绝)后，与脱吸塔塔顶解析气混合，经空冷器(EC-301/

30、1.2)冷凝冷却至60后，再与吸收塔底油及由凝缩油泵(P-310/1.2)从气压机一段出口气液分离罐(D-305)抽出来的凝缩油混合，用E-302/l-4冷凝冷却到40后，进入油气分离器(D-301)，分离出富气和凝缩油。为了减缓设备腐蚀，在EC-301/1.2前注入净化水洗涤。洗涤后的污水从D-301排出至分馏塔顶做为分馏塔顶的洗涤用水，后进入D-201。2. 吸收流程 吸收塔(C-301)位于脱吸塔(C-302)上部，操作压力为1.4MPa(绝)，平均吸收温度在45。从D-301来的压缩富气进入吸收塔下部，从分馏系统来的粗汽油，以及补充吸收剂分别打入C-301的第30层及第35层塔盘，与气

31、体逆流接触。为取走吸收过程中放出的热量，在吸收塔中部设有两个中段回流，分别从第26层及第15层塔盘用P-302/1.2及P-303抽出，分别经E-307/1- 2、E-308/1-2冷却，然后返回塔的第25层和第14层塔盘。吸收塔底的饱和吸收油进入E-302/l-4前与压缩富气混合。3. 再吸收流程 从吸收塔顶出来的贫气进入再吸收塔(C-304)底部，与再吸收剂逆流接触，以吸收贫气中携带的汽油组分（柴油作为吸收剂）或吸收贫气中的C3、C4（顶循环油作为吸收剂）。再吸收塔压力为1.35MPa(绝)，温度为43。干气从C-304出来经8PIC-303（通常情况下不控制）后去气体脱硫单元。塔底富吸收

32、油经与贫吸收油换热至140返回C-201。4. 解吸流程自D-301出来的凝缩油经P-301/1.2加压后(通常情况下是自压)，分为两路，一路不经换热直接进入C-302第36层，另一路进入E-305与稳定汽油换热至约70，进入脱吸塔(C-302)上部第32层，塔底温度为144，顶压为1.51.6MPa(绝)。C-302底重沸器E-303/1由C-201一中回流提供热源，而E-303/2热源由1.0Mpa蒸汽提供作为补充热源。脱吸塔顶气体至EC-301/1.2前与压缩富气混合。 5. 汽油稳定流程自C-302底的脱乙烷汽油至E-306/1.2与稳定汽油换热至153进入稳定塔(C-303)。C-3

33、03顶压力为1.3MPa(绝)，塔底温度约188，C-303底重沸器E-304由C-201二中回流提供热源。C4及C4以下组分从C-303顶馏出，经E-310/l-4冷凝冷却至40，进入产品回流罐(D-302)，液化气用P-305/1.2加压，一部分作为塔顶回流，另一部分送至液化气脱硫单元。塔底的稳定汽油先与脱乙烷汽油及凝缩油换热后，再用空冷器(EC-302/1、2)和E-309/1.2冷却。冷却后的稳定汽油分四路：一部分与脱臭单元进料热旁路混合后去汽油脱硫醇单元进行精制；另一部分经P-304/1.2加压后，一路打入C-301顶作为补充吸收剂，一路去提升管中止剂喷嘴或汽油回炼喷嘴，还有一路自8

34、FIC302阀组处引出去焦化装置作吸收剂。6. 轻重汽油分离系统轻重汽油分离部分的原料（稳定汽油），一路自一催化热进料来（约120130），另一路自本装置稳定塔底馏出，经稳定塔进料换热器E-306与脱乙烷汽油换热后，温度降至120130，两路混合后进入轻重汽油分离塔C-305第十层塔板。重汽油自C-305底用重汽油泵P-307/1.2抽出后，先与D-301来凝缩油换热（E-305），再经原稳定汽油空冷器（EC-302/1.2）、原稳定汽油后冷器（E-309/1.2）冷却至40后分四路：一路作补充吸收剂进吸收塔C-301；另一路作为重汽油加氢装置的进料出装置；第三路少部分重汽油（2025t/h）

35、去一催化进行精制；第四路重汽油和部分轻汽油混合后至本装置原汽油脱硫醇装置进行精制。轻汽油自C-305顶馏出，经轻重汽油分馏塔塔顶冷凝冷却器EC-303/19冷到45后，进入轻重汽油分馏塔塔顶回流和产品罐D-316。轻汽油由泵P-306/1.2 自D-316抽出后分四路：一路返回到C-305顶部作回流；另一路至提升管回炼降烯烃；第三路与重汽油混合后进入本装置汽油脱硫醇单元精制；第四路部分轻汽油（1015t/h）返回一催化装置进行精制。轻重汽油分馏塔塔底重沸器E-316以1.0MPa蒸汽作为热源，凝结水经D-314与脱吸塔塔底重沸器E-303/2的凝结水混合（或先进入D-315脱汽后）自压至除氧器

36、回收。六、汽油脱硫醇系统 稳定汽油在40、0.35MPa(绝)的条件下进入脱臭单元，经静态混合器(M-501 、M-502)与浓度10%的稀碱液充分混合反应，然后进入汽油碱洗电离器(D-501、D-502)进行予碱洗精制，在电场的作用下，分去汽油中携带的碱渣，生成腐蚀合格的电后汽油，电后汽油再与净化风、活化剂经静态混合器(M-503/1.2)充分混合后，连续进入汽油脱臭反应器(R-501/1-3)，通过载有磺化酞菁钴催化剂的活性炭床层，将汽油中硫醇氧化为二硫化物，从而达到脱臭的目的。从R-501/3顶部出来的反应合格汽油为精制汽油，再进入三相分离器(D-503)，氧化尾气自罐顶分出至酸性气火炬

37、（通常不用），底部排污，精制汽油自上部经计量阀组后送至成品罐区。七. 干气、液化气脱硫系统1. 干气、液化气脱硫及加氢酸性气予脱硫部分 含硫干气在40、1.3MPa(绝)下，进入干气分液罐(D-601)，脱除其携带的液滴及机械杂质，然后进入干气脱硫塔(C-601)下部，在C-601内与胺液循环泵(P-601/1.2)打入塔内的YS-93贫胺液逆流接触。干气中的H2S被YS-93溶液吸收。脱去了H2S的干气经塔内重力沉降段及丝网除沫器，分去携带的溶剂，然后进入D-602进一步沉降分离携带的溶剂，再经压力调节阀8PIC902后去氢提浓装置（或直进高瓦系统），经氢提浓装置以后的干气进入全厂高压瓦斯系

38、统。 含硫液化气在40、1.3MPa(绝)条件下，进入液化气脱硫塔(C-602)与胺液循环泵(P-601/1、2)打入塔内的YS-93贫胺液逆流接触，胺液为连续相，液化气为分散相，在塔内进行液-液萃取，脱除H2S，脱去H2S 的液化气在塔顶沉降段沉降分离，分去携带的胺液，然后进入D-603进一步沉降分离携带的胺液，再经压力调节阀8PIC902后送至液化气脱硫醇装置。 来自加氢装置的酸性气在3035 、0.250.30MPa（绝）条件下，进入酸性气分液罐D-614，分液后的酸性气进入予脱硫塔C-604下部，与胺液泵（P-601/1、2）出口来的贫胺液逆流接触。脱去了大部分H2S的酸性气自予脱硫塔

39、（C-604）顶部出来，送至分馏塔顶油气分离器（D-201）。富胺液自酸性气予脱硫塔（C-604）底由泵（P-604）加压后送至干气、液化气脱硫单元，与C-601 、C-602底的富胺液合并后一起进行胺液再生。 2. YS-93溶液再生部分 从C-601、602塔底来的YS-93富溶液分别经液面调节阀后，与酸性气予脱硫单元来的富胺液合并一起进入贫富胺液换热器（E-604）与低温位贫胺液换热，再进入YS-93胺液加热器(E-601)，YS-93富溶液由40左右加热至80，然后进入YS-93闪蒸罐(D-604)闪蒸，闪蒸出来的气体与打入填料段约1.2t/h的YS-93贫胺液逆流接触，闪蒸汽经填料段

40、顶部的丝网除雾器，在温度40、0.60MPa (绝)条件下经压力调节阀8PIC-903放入火炬管网。闪蒸后的YS-93富溶液进入贫富胺液换热器(E-603)与再生塔底出来的高温位贫胺液换热，温度升至约95左右，经液位控制阀(8LIC-903)进入C-603再生；再生所需的热量由再生塔底胺液重沸器(E-602)提供，半贫胺液在120左右自一层板下抽出斗引出，经E-602加热部分汽化后，汽液两相一起返回C-603底部，C-603塔底出来的贫胺液在120、0.25MPa(绝)条件下，进入贫富胺液换热器（E-603），与闪蒸后的富胺液换热，再进入另一台贫富胺液换热器（E-604）与闪蒸前的富胺液换热，

41、然后进入贫胺液冷却器（Ew-602/1.2），经循环水冷却后，再经C-603塔底液位调节阀（8LIC-904）回至胺液循环罐（D-607/1.2）。胺液自D-607抽出经泵（P-601/1.2）加压过滤后分别送至C-601、C-602、D-604及C-604循环使用。3. 酸性气部分 由胺液再生塔(C-603)顶出来的酸性气在 100107左右、0.18MPa(绝)条件下，经酸性气冷凝器(Ew-602/1、2)由循环水冷至40然后进入酸性气分离器(D-605)，分出冷凝的酸性水。分水后的酸性气在40、0.15MPa(绝)条件下经压力控制阀(8PIC-904)去硫磺回收装置，分出的酸性水自流返回

42、再生塔(C-603)。4. 胺液的过滤部分贫胺液自D-607由循环泵(P-601/1.2)出口加压后分三部分：大部分贫胺液先经两台精细过滤器（F-603、F-604），将胺液中的腐蚀物过滤掉，然后分别送至C-601、C-602、D-604循环使用；另一部分直接去加氢酸性气予脱硫C-604循环使用；第三部分约占循环量1520(W)的贫胺液经压力调节阀(8PIC-002)后，先进入胺液精细过滤器(F-601)除去胺液中的固体杂质，然后再进入活性炭过滤器(F-602)以吸附胺液中的降解产物，过滤后的胺液返回至胺液循环罐（D-607）或直接返回胺液循环泵（P-601/1.2）入口。当胺液过滤器前压力达

43、0.6MPa且胺液过滤循环量低于5.0t/h时，即对过滤器（F-601、 F-602）分别进行清洗和活化再生。具体操作步骤：先将过滤器内胺液排至胺液地下储罐(D-608)，然后用除盐水和1.0蒸汽分别对过滤器进行反复冲洗和活化再生。由于精细过滤器（F-603、F-604）设计差压不超过0.20MPa，当过滤器差压接近0.20MPa时，应将过滤器切除处理（水冲洗及蒸汽吹扫）。由于降解物或腐蚀物吸附能力较强，单纯依靠对过滤器进行清洗，并不能将过滤物完全处理干净，随着时间的延长会越积越多，必须将过滤器解体后人工清洗或更换滤芯，确保过滤器正常使用。5. 胺液的加入和补水部分 正常生产中由于胺液的降解、

44、排污、跑损以及酸性气携带出部分水蒸气，因而脱硫系统中胺液总量会逐渐减少，浓度会逐渐上升，为满足正常生产中对胺液总量、浓度及质量的要求，必须定期向系统中加入新鲜胺液和补充适量除盐水。一般通过加剂泵每月向系统中加入34t/h新鲜胺液(胺液循环量的10%)，并通过D-606底凝结水线与C-603跨线连续向系统补水，以满足正常生产的要求。第四节 主要设计条件及工艺计算汇总序号名 称单 位数 值设计条件标定(2001.5.15)一1.1)2)3)4)5)6)7)8)9)10)11)2.1)(1)(2)(3)(4)(1)(2)(3)(4)2)(1)(2)(3)(1)(2)(3)3)(1)(2)(3)(4)

45、(1)(2)(3)(4)4)(1)(2)(3)(4)(1)(2)(3)(4)二1.2.三1.2.3.4. 5. 四12345五12345六1.2.34 5反应再生部分 反应再生部分操作参数第一再生器压力第二再生器压力反应沉降器压力提升管出口温度一再密相温度二再密相温度第一再生器 主风量密相线速稀相线速旋风器入口线速（8组）第二再生器主风量密相线速提升管停留时间反应沉降器 稀相线速旋风器入口线速（4组）反应汽提段催化剂停留时间汽提段气体速度催化剂循环量反再部分压力平衡再生线路推动力：二再顶压力床层静压稀相静压 再生斜管推动力合计再生线路阻力：反应沉降器顶压力反应沉降器稀相压力提升管 + 快分压降

46、再生滑阀压降合计待生线路推动力：反应沉降器顶压力反应沉降器顶稀相静压汽提段床层+待生斜管静压合计 待生线路阻力：一再顶部压力一再稀相压降待生滑压降合计 半再生线路推动力：一再顶部压力稀相静压床层压降循环斜管推动力合计半再生线路阻力：二再顶部压力稀相压降床层压降循环滑阀压降合计外取热器线路推动力：一再顶部压力稀相静压+密相静压外取热器床层静压外取热下斜管推动力合计外取热器线路阻力：二再顶部压力二再稀相压降二再床层压降外取热器下滑阀压降合计分馏部分分馏塔操作条件塔顶温度进料温度塔底温度塔顶压力 汽提塔汽提蒸汽量塔底搅拌蒸汽量分馏塔回流取热量分馏塔回流取热总量 顶循环回流冷回流一中段回流二中段回流油

47、浆循环回流貧富吸收油吸收-稳定部分吸收塔塔顶温度塔顶压力剂气比脱吸塔塔顶温度塔顶压力塔底温度冷进料热进料重沸器负荷加热器负荷 稳定塔塔顶温度塔顶压力塔底温度进料温度回流比重沸器负荷 再吸收塔塔顶温度塔顶压力 吸收剂流率塔底温度再吸收介质轻重汽油分离塔塔顶温度塔顶压力回流比塔底温度塔底压力进料温度塔顶空冷器负荷塔底重沸器负荷汽油脱硫醇系统反应器(R-501/1)顶压力温度空速活化剂量反应器 (R-501/2)顶压力温度空速反应器(R-501/3)顶压力温度空速汽油碱洗电离器（D-501、D-502）压力界面电压碱浓度汽油三相分离器(D-503)压力液面干气液化气脱硫系统干气脱硫塔(C-601)塔

48、顶温度塔顶压力塔底温度液面 贫液温度液化气脱硫塔（C-602）塔顶温度塔顶压力塔底温度界面贫液温度溶剂再生塔（C-603）塔顶温度塔底温度塔顶压力进料温度液面贫液抽出温度YS-93加热器(E-601)富胺液出口温度加氢酸性气预脱硫系统酸性气脱前温度酸性气脱后温度酸性气脱前压力酸性气脱后压力酸性气流量贫胺液流量贫胺液浓度（MDEA）气体组成:脱前H2SH2N2C1C2C3C4C5C6脱后H2S（%）机组部分三机组部分YL-10000G型烟气轮机入口压力入口温度入口流量(干)出口压力出口温度工作转数一阶临界转速绝热效率轴功率转向（从烟机进气端看）AV56-13轴流压缩机入口压力入口温度入口流量出口

49、压力风机效率工作转速 跳闸转速轴功率一阶临界转速二阶临界转速YCH710-4电动/发电机额定功率额定电压额定电流频率额定转速临界转速功率因数效率17HS-11齿轮箱传动比传递功率效率齿轮型式工作系数工作转速电动盘车器盘车转速频率电压备用主风机部分离心式压缩机型号入口压力入口温度出口压力入口流量(干)多变效率工作转速一阶临界转速二阶临界转速轴功率16HS-06齿轮箱速比传递功率工作系数齿轮型式YCH701-4电动机功率电压电流功率因数满载效率转速增压机部分B100-4.487/3.467离心压缩机体积流量入口压力入口温度出口压力主轴转速轴功率YQF355-2电机电压功率气压机机组部分离心压缩机体

50、积流量（干）入口压力入口温度分子量出口压力出口温度所需功率转速蒸汽透平轴功率转速入口流量入口压力入口温度出口压力 锅炉部分外来烟气量外来烟气温度外来烟气CO含量外来饱和汽量1# 炉炉膛烟压1# 炉炉膛温度8TI418A1# 炉炉膛温度8TI416A1# 炉过热器出口烟温1# 炉省煤器入口烟温1# 炉排烟温度1# 炉氧含量1# 炉用瓦斯量1# 炉过热外来饱和汽量1# 炉蒸汽负荷1# 炉过热蒸汽温度1# 炉省煤器入口水温1# 炉烟换器入口水温1# 炉空预器出口风温1# 炉热效率2# 炉炉膛烟压2# 炉炉膛温度8TI418A2# 炉炉膛温度8TI416A2# 炉过热器出口烟温2# 炉省煤器入口烟温2

51、# 炉排烟温度2# 炉氧含量2# 炉用瓦斯量2# 炉过热外来饱和汽量2# 炉蒸汽负荷2# 炉过热蒸汽温度2# 炉省煤器入口水温2# 炉烟换器入口水温2# 炉空预器出口风温2# 炉热效率MPa(绝)MPa(绝)MPa(绝)Nm3/MinM/sM/sM/sNm3/MinM/sSM/sM/sMinM/sT/hMPa(表)MPaMPaMPaMPa(表)MPaMPaMPaMPaMPa(表)MPaMPaMPaMPa(表)MPaMPaMPaMPa(表)MPaMPaMPaMPaMPa(表)MPaMPaMPaMPaMPa(表)MPaMPaMPaMPaMPa(表)MPaMPaMPaMPaKPa(绝)Kg/hKg/

52、h104kal/h%MPa(绝)MPa(绝)t/ht/h104kal/h104kal/hMPa(绝)104kal/hMPa(绝)T/hMPa(G)MPa(G)104kcal/h104kcal/hMPa(表)h-1PPmMPa(表)h-1MPa(表)h-1MPa(表)%KV(w)%MPa(表)%MPa(表)%MPa(表)%KPa%MPaMPaKg/hKg/h %V%MPa(绝)Nm3/minMPa(绝)rpmrpm%KWMPa(绝)Nm3/minMPa(绝)rpmrpmKWrpmrpmKWVAHzrpmrpmKWRpmrpmHzVMPa(绝)MPa(绝)Nm3/minRpmRpmRpmKWKWK

53、WVARpmNm3/minMPa(绝)MPa(绝)rpmKWVKWNm3/mMPa(绝)MPa(绝)KWRpmKWrpmKg/hMPa(绝)KPa (绝)Nm3/mv%t/hKpav%Kg/ht/ht/h%Kpav%Kg/ht/ht/h%0.350.370.3051053866069072076012800.720.60一级17.35二级20.3311080.620.6820.501.62.00.20.31478.750.270.0210.00080.023350.315150.200.0010.0840.030150.315150.200.0010.07970.28070.250.0010.

54、02970.28070.250.0010.0140.051930.316930.270.0010.0240.021930.316930.250.0150.030630.01960.315230.270.0010.0240.020230.3152311512549052033035020025026255005353.121.2722.1416.1436.913.0842451.351.44.0276781.551.6143.6944.9116.5801.36-65751.151.35187.181401502.02.5864.1640451.21.34050未经汽提柴油60660.140.18

55、1.01.51301400.160.201101409508100.60403.0580.52403.00.44403.00.62502035350.375020400.942502040401.1435020401001071200.08955020120804040.440.130.129720600020.0830.28.24.010.22513.35.55.81.47.6*10-50.3265023700.11485583883208410468逆时针0.0981225000.4588%583864219040285072506300600070450148428740.88997%5838/148463009