113單元操作規(guī)程(最終版)綜述

1、CHRP-113-EE-OM-0001-2011 脫硫聯(lián)合裝置操作規(guī)程版本狀態(tài)：B1分發(fā)號：中海石油煉化有限責(zé)任公司惠州煉油分公司2011年01月01日發(fā)布 2011年01月01日實施目 錄中海煉化惠州煉油分公司113單元脫硫聯(lián)合裝置操作規(guī)程 第227頁 共394頁第一章 工藝技術(shù)規(guī)程1第一節(jié) 設(shè)計概述1第二節(jié) 裝置概況、特點及工藝原理2第三節(jié) 工藝流程說明4第四節(jié) 工藝指標8第五節(jié) 原材料指標10第六節(jié) 半成品、成品主要質(zhì)量指標15第七節(jié) 公用工程（水、電、汽、風(fēng)等）指標17第八節(jié) 主要操作條件及質(zhì)量指標18第九節(jié) 原材料消耗、公用工程指標、能耗計算指標和節(jié)能措施20第十節(jié) 物料平衡24第十

2、一節(jié) 主要設(shè)備選擇及工藝計算匯總25第十二節(jié) 生產(chǎn)控制化驗分析26第十三節(jié) 裝置內(nèi)外關(guān)系29第二章崗位操作法32第一節(jié) 干氣脫硫單元操作32第二節(jié) 液態(tài)烴脫硫單元操作43第三節(jié) 胺液再生單元操作55第四節(jié) 汽油脫硫醇單元操作64第五節(jié) 液態(tài)烴脫硫醇單元操作71第六節(jié)液態(tài)烴汽化單元操作84第三章 裝置開停工規(guī)程96第一節(jié) 工規(guī)程96第二節(jié) 停工規(guī)程149第四章 設(shè)備操作規(guī)程185第一節(jié) 基礎(chǔ)設(shè)備操作規(guī)程185第五章 事故處理221第一節(jié)事故處理原則221第二節(jié)緊急停工方法221第三節(jié) 事故處理預(yù)案239第四節(jié) 事故處理預(yù)案演練規(guī)定250第六章 儀表控制系統(tǒng)操作法252第一節(jié) 儀表控制系統(tǒng)概況及操

3、作252第二節(jié) 工藝操作儀表控制回路說明274第三節(jié) 工藝聯(lián)鎖邏輯控制說明298第四節(jié) 儀表投用、停用及注意事項299第七章 操作規(guī)定306第一節(jié) 定期工作規(guī)定306第二節(jié) 操作規(guī)定307第八章HSE規(guī)定309第一節(jié) 安全知識309第二節(jié) 安全規(guī)定316第三節(jié) 裝置防風(fēng)防臺措施321第四節(jié) 本裝置易燃易爆物的安全性質(zhì)323第五節(jié) 本裝置主要有害物質(zhì)性質(zhì)323第六節(jié) 裝置污染物主要排放部位和排放的主要污染源325第七節(jié) 消防器材、設(shè)施使用方法及消防規(guī)定327第八節(jié) 職業(yè)衛(wèi)生333第九章 附錄343附表一 主要設(shè)備明細表343附表二 主要設(shè)備結(jié)構(gòu)圖353附表三 裝置平面分布圖370附表四 可燃氣體

4、和硫化氫報警儀布置圖371附表五 裝置消防設(shè)施布置圖372附表六 控制參數(shù)報警值373附表七 安全閥定壓值385附表八 工藝流程簡圖387附錄九 開工統(tǒng)籌圖394附錄十 停工統(tǒng)籌圖395第一章 工藝技術(shù)規(guī)程第一節(jié) 設(shè)計概述1. 設(shè)計依據(jù)1) 中國石化工程建設(shè)公司編制的中國海洋石油總公司惠州煉油項目（脫硫聯(lián)合裝置和酸性水汽提 聯(lián)合裝置）基礎(chǔ)設(shè)計文件（75233-01BD-14 及75233-01BD-16）。2006 年5 月。2) 中國石化工程建設(shè)公司編制的中國海洋石油總公司惠州煉油項目基礎(chǔ)設(shè)計審查會專家意見答復(fù)及基礎(chǔ)設(shè)計修改文件。3) 中國海洋石油總公司對惠州煉油項目基礎(chǔ)設(shè)計的批復(fù)文件。4)

5、 北京石油化工設(shè)計院與中國石化集團洛陽石油化工工程公司召開的有關(guān)“中國海洋石油總公司 惠州煉油項目詳細設(shè)計會議”的相關(guān)會議紀要。5) 北京石油化工設(shè)計院與中國石化集團洛陽石油化工工程公司簽訂的關(guān)于開展“中國海洋石油總公司惠州煉油項目（脫硫聯(lián)合裝置和酸性水汽提聯(lián)合裝置）詳細設(shè)計”的合同和合同附件 2007 年1 月16 日，合同號：（2007）北洛經(jīng)委字第01 號。6) 中國海洋石油總公司惠州煉油項目地質(zhì)詳細勘探報告（2006 勘134）。2006 年8 月。7) 中國石化集團洛陽石油化工工程公司編制的中國海洋石油總公司惠州煉油項目項目實施計劃（481061-0000-GS-001，2006 年

6、11 月）。8) 中國石化工程建設(shè)公司編制的中國海洋石油總公司惠州煉油項目技術(shù)規(guī)定（75233-00000-SP-SMGS-0001，2006 年12 月）。9) 中國石化工程建設(shè)公司制訂的專業(yè)統(tǒng)一規(guī)定（000000-HD01-0001，Rev0. ）。2006年10 月。10) 中國石化集團洛陽石油化工工程公司制訂的專業(yè)統(tǒng)一規(guī)定（4810610000PR000Rev0.），2007 年1 月。11) 北京石油化工設(shè)計院與中國石化集團洛陽石油化工工程公司來往的E-mail、傳真和信函等。12) 中海煉化惠州煉油分公司向洛陽石化工程設(shè)計有限公司提出的113單元加氫液化氣脫硫項13) 目設(shè)計委托。

7、14) 北京三聚環(huán)保新材料有限公司提供的經(jīng)審查后的設(shè)計方案，以及相關(guān)部門提供的基礎(chǔ)資料。2. 設(shè)計原則1) 選用國內(nèi)先進可靠的工藝技術(shù)和控制方案，設(shè)計的裝置達到安、穩(wěn)、長、滿、優(yōu)操作，產(chǎn)品的質(zhì)量競爭力強，裝置的能耗和物耗水平盡可能低。2) 大力推廣應(yīng)用新工藝、新技術(shù)、新設(shè)備、新材料，加大先進技術(shù)含量，節(jié)能降耗，降低生產(chǎn)成本，提高產(chǎn)品質(zhì)量檔次，生產(chǎn)滿足環(huán)保要求的產(chǎn)品，提高產(chǎn)品競爭力。裝置的物耗、能耗水平達到國內(nèi)領(lǐng)先水平，生產(chǎn)成本與國內(nèi)同類裝置相比具有競爭力。3) 在保證技術(shù)先進、裝置生產(chǎn)安全可靠的前提下，利用聯(lián)合裝置的優(yōu)勢，盡量降低工程造價，節(jié)省投資。4) 為了降低工程投資，按照“實事求是、穩(wěn)妥

8、可靠”的原則，提高國產(chǎn)化程度，所需設(shè)備立足國內(nèi)采購，只引進在技術(shù)、質(zhì)量等方面國內(nèi)難以滿足工藝要求的關(guān)鍵儀器儀表。5) 采用DCS集中控制，優(yōu)化操作，以提高裝置的運轉(zhuǎn)可靠性，提高產(chǎn)品收率和質(zhì)量，保證裝置安、穩(wěn)、長、滿、優(yōu)操作。6) 嚴格執(zhí)行國家、地方及主管部門制定的環(huán)保和職業(yè)安全衛(wèi)生設(shè)計規(guī)定、規(guī)程和標準，減少“三廢”排放，維護周邊生態(tài)環(huán)境，實行同步治理，滿足清潔生產(chǎn)的要求。3 設(shè)計范圍本裝置界區(qū)內(nèi)的全部設(shè)計，包括裝置邊界線內(nèi)工藝、安裝、設(shè)備、儀表、電工、給排水、結(jié)構(gòu)等專業(yè)的設(shè)計。第二節(jié) 裝置概況、特點及工藝原理1. 裝置概況1.1 裝置規(guī)模以實際進料量計，本裝置的處理規(guī)模如下：1) 干氣和低分氣

9、脫硫部分：43.37萬噸/年2) 液態(tài)烴脫硫部分：89.32萬噸/年3) 加氫液態(tài)烴精脫硫部分：43.8萬噸/年4) 液態(tài)烴脫硫醇部分：47.92萬噸/年5) 汽油脫硫醇部分：47.40萬噸/年（最大72.24萬噸/年）6) 液態(tài)烴氣化部分：25×2噸液化氣小時1.2 裝置組成本裝置由干氣和低分氣脫硫部分、液態(tài)烴脫硫部分、溶劑再生部分、催化汽油脫硫醇部分、液態(tài)烴脫硫醇部分及公用工程部分組成。裝置主項如下表所示：表1-1 裝置主項表序號主項名稱技術(shù)路線1干氣和低分氣脫硫部分MDEA胺洗工藝2液態(tài)烴脫硫部分MDEA胺洗工藝及干法脫硫工藝3溶劑再生部分汽提再生方法4催化汽油脫硫醇部分中國石

10、油大學(xué)（北京）開發(fā)的無堿脫臭（II）工藝5液態(tài)烴脫硫醇部分美國Merichem公司的纖維膜接觸脫硫醇技術(shù)6液態(tài)烴氣化部分7公用工程部分2 裝置特點根據(jù)全廠加工總流程安排，本裝置與延遲焦化、硫磺回收和污水汽提裝置組成第四聯(lián)合裝置。裝置中的化驗室、辦公室、維修間等均不單獨設(shè)置，由全廠統(tǒng)一考慮。在本裝置中，氣體、液化氣脫硫采用MDEA胺洗工藝。醇胺法用于煉廠氣、天然氣脫硫國內(nèi)外已經(jīng)有幾十年的歷史，MDEA溶劑由于具有較高的H2S選擇吸收性、不易降解、酸氣負荷高等優(yōu)點，在當(dāng)前得到了廣泛的應(yīng)用。該工藝技術(shù)成熟可靠。MDEA溶劑再生的工藝流程采用常規(guī)汽提再生工藝，再生塔底重沸器熱源采用0.35MPa(表)

11、蒸汽。該方案是被普遍采用的工藝方案，其技術(shù)成熟，投資少，能耗低，操作簡單，設(shè)備及溶劑可全部國產(chǎn)化。在汽油脫硫醇部分采用中國石油大學(xué)(北京)開發(fā)的無堿脫臭(II)工藝，該工藝通過了中國石化集團公司發(fā)展部組織的技術(shù)鑒定，已經(jīng)在國內(nèi)數(shù)套工業(yè)裝置上得到了應(yīng)用。在液化氣脫硫醇部分采用美國Merichem纖維膜接觸脫硫醇技術(shù)，該工藝已成功運用于世界上600多套商業(yè)裝置，技術(shù)成熟可靠，與傳統(tǒng)的堿液抽提氧化脫硫醇工藝相比，大大減少了堿液的消耗和堿渣排放量。3 工藝原理3.1 干氣和低分氣脫硫、液態(tài)烴脫硫部分醇胺法脫硫是當(dāng)前被廣泛采用的用于除去氣體和液態(tài)烴中的硫化氫的工藝。本裝置以30wt%的MDEA溶液為吸收

12、劑，在脫硫塔內(nèi)將貧胺液與干氣、液態(tài)烴逆流接觸，將干氣、液態(tài)烴中的硫化氫和部分二氧化碳吸收下來，從而使干氣、液態(tài)烴得到凈化。胺液吸收硫化氫、二氧化碳是一個可逆過程，在較高的溫度下，吸收了硫化氫、二氧化碳的胺液將會解吸釋放出硫化氫、二氧化碳。利用該反應(yīng)的可逆性質(zhì)，可以使得富胺液再生成為貧胺液，從而實現(xiàn)胺液吸收劑的循環(huán)使用。MDEA與H2S、CO2的反應(yīng)如下：MDEA與H2S的反應(yīng)2RNH2 + H2S (RNH3)2S （1）(RNH3)2S + H2S 2RNH3HS （2）MDEA與CO2的反應(yīng)2RNH2 + CO2 + H2O (RNH3)2CO3 （3）(RNH3)2CO3 + CO2 +

13、 H2O 2RNH3HCO3 （4）注：上式中R表示CH2CHOH基團CH3加氫液化氣精脫硫采用CDS-100脫硫劑對凈化加氫液化氣中殘余的硫化氫進行脫除。2FeOOH + 3H2S = Fe2S3 + 4H2O3.2 溶劑再生部分胺液再生在低壓、高溫下進行，因此上述反應(yīng)平衡向左側(cè)移動。再生塔底重沸器中產(chǎn)生的汽提蒸汽H2S分壓非常低，因此具有很大的H2S傳質(zhì)動力。3.3 汽油脫硫醇部分本部分先采用傳統(tǒng)預(yù)堿洗除去汽油中的微量H2S，然后用中國石油大學(xué)（北京）開發(fā)的無堿脫硫醇（II）工藝脫除硫醇。催化劑脫硫醇的基本原理為：在催化劑和堿性條件下，汽油中的硫醇與通入的空氣中的氧反應(yīng)生成二硫化物，達到脫

14、硫醇的目的，其化學(xué)反應(yīng)式如下：催化劑2RSH+ 1/2O2 RSSR + H2ORSH + R'SH+1/2O2 RSSR'+ H2O3.4 液態(tài)烴脫硫醇部分本部分采用美國Merichem公司特許使用的THIOLEXSM、AQUAFININGSM以及REGENSM工藝技術(shù)，脫除其中的硫醇，使其符合民用液態(tài)烴的標準。 脫硫醇的基本原理為：THIOLEXSM系統(tǒng)將輕烴物料中的輕硫醇（C1-C4硫醇）以及低含量的酸性氣體（H2S和CO2）抽提出來，生產(chǎn)其規(guī)格符合規(guī)定的精制烴。其化學(xué)反應(yīng)式如下：H2S + 2NaOH Na2S + 2H2ORSH + NaOH RSNa + H2O催化

15、劑 堿液再生的基本原理為：REGENSM系統(tǒng)在氧氣及鈷酞箐催化劑存在的條件下，將Na2S轉(zhuǎn)化為硫代硫酸鈉（Na2S2O3）并將硫醇鈉（RSNa）轉(zhuǎn)化為二硫化物。其化學(xué)反應(yīng)式如下：催化劑2Na2S + H2O + 2O2 Na2S2O3 + 2NaOHRSNa + H2O + 1/2O2 RSSR + 2NaOH3.5 液態(tài)烴汽化部分原料液化氣通過氣動調(diào)節(jié)閥進入汽化器，過熱蒸汽經(jīng)過減溫裝置變成飽和蒸汽后，通過蒸汽調(diào)節(jié)閥進入氣化器，利用蒸汽熱能將液化氣汽化后進入燃料氣管網(wǎng)。第三節(jié) 工藝流程說明脫硫聯(lián)合裝置的工藝流程分為：干氣和低分氣脫硫部分、液態(tài)烴脫硫部分、溶劑再生部分、催化汽油脫硫醇部分和液態(tài)烴

16、脫硫醇部分、液態(tài)烴氣化部分。1 干氣和低分氣脫硫部分自上游高壓加氫裂化裝置和中壓加氫裂化裝置來的干氣混合后，經(jīng)過加氫干氣冷卻器E-101冷卻至40，再經(jīng)過加氫干氣分液罐D(zhuǎn)-101和加氫干氣聚結(jié)器SR-101，分離出氣體攜帶的凝液和細小液滴，然后進入加氫干氣脫硫塔C-101下部。在塔內(nèi)，氣體和自塔上部進入的貧胺液逆流接觸。貧胺液的量由流量控制閥FIC-10901來控制。氣體中的硫化氫溶解于胺液，并和MDEA發(fā)生反應(yīng)，富胺液自塔底經(jīng)液位控制閥LIC-10201后流出至溶劑再生部分。凈化加氫干氣自塔頂流出，經(jīng)加氫干氣分胺罐D(zhuǎn)-102和凈化加氫干氣聚結(jié)器SR-102，分離出夾帶的胺液，然后經(jīng)塔頂壓控閥

17、PIC-10201出裝置。自上游高壓加氫裂化裝置、中壓加氫裂化裝置和汽柴油加氫裝置來的低分氣混和后進入加氫低分氣冷卻器E-102冷卻至40，再經(jīng)過加氫低分氣分液罐D(zhuǎn)-103，分離出氣體攜帶的凝液和細小液滴，然后進入加氫低分氣脫硫塔C-102下部。在塔內(nèi)，氣體和自塔上部進入的貧胺液逆流接觸，貧胺液的量由流量控制閥FIC-11001來控制。氣體中的硫化氫溶解于胺液，并和MDEA發(fā)生反應(yīng)，富胺液自塔底經(jīng)液位控制閥LIC-10401后流出。凈化加氫低分氣自塔頂流出，經(jīng)加氫低分氣分胺罐D(zhuǎn)-104和凈化加氫低分氣聚結(jié)器SR-104，分離出夾帶的胺液，然后經(jīng)塔頂壓控閥PIC-10401出裝置。自上游焦化裝置

18、來的干氣經(jīng)過焦化干氣過濾器SR-105后和催化裝置來的干氣混合，經(jīng)過焦化催化干氣冷卻器E-103冷卻至40，再經(jīng)過焦化催化干氣分液罐D(zhuǎn)-105和焦化催化干氣聚結(jié)器SR-106，分離出氣體攜帶的凝液和細小液滴，然后進入焦化催化干氣脫硫塔C-103下部。在塔內(nèi)，氣體和自塔上部進入的貧胺液逆流接觸。貧胺液的量由流量控制閥FIC-10902來控制。氣體中的硫化氫溶解于胺液，并和MDEA發(fā)生反應(yīng)。富胺液自塔底流出，經(jīng)過干氣脫硫富液過濾系統(tǒng)后，再經(jīng)液位控制閥LIC-10601流出至溶劑再生部分。凈化焦化催化干氣自塔頂流出，經(jīng)焦化催化干氣分胺罐D(zhuǎn)-106和凈化焦化催化干氣聚結(jié)器SR-107，分離出夾帶的胺液

19、，然后經(jīng)塔頂壓控閥PIC-10601出裝置。裝置所需的脫硫貧胺液來自溶劑再生部分。從溶劑再生部分來的貧胺液一部分經(jīng)干氣脫硫貧液泵P-101A/B升壓后，送往加氫干氣脫硫塔C-101和焦化催化干氣脫硫塔C-103，少量被送至富液閃蒸罐D(zhuǎn)-301頂氣包用于吸收閃蒸氣中的酸性氣。另一部分貧胺液經(jīng)加氫低分氣脫硫貧液泵P-102A/B升壓后，送往加氫低分氣脫硫塔C-102。吸收了硫化氫的富胺液從各個干氣脫硫塔底流出后混合，自壓至溶劑再生部分。2 液態(tài)烴脫硫部分自高壓加氫裂化裝置和中壓加氫裂化裝置來的液態(tài)烴混和后進入加氫液態(tài)烴原料罐D(zhuǎn)-201，由加氫液態(tài)烴進料泵P-201A/B抽出升壓經(jīng)流量調(diào)節(jié)閥FIC-

20、20102送至加氫液態(tài)烴脫硫塔C-201下部。在塔內(nèi)液態(tài)烴和自塔上部進入的貧胺液逆流接觸，貧胺液的量由流量控制閥FIC-20201來控制。液態(tài)烴中的硫化氫被胺液吸收，富胺液自塔底經(jīng)界位控制閥LIC-20201后流出。凈化加氫液態(tài)烴自塔頂流出，經(jīng)加氫液態(tài)烴溶劑分離罐D(zhuǎn)-202、加氫液態(tài)烴過濾器SR-201和加氫液態(tài)烴聚結(jié)器SR-202脫除可能攜帶的胺液，自出裝置控制閥前PV20201引出，到D207AB精脫硫罐脫除殘存的硫化氫，然后返到閥組前，經(jīng)塔頂壓控閥PIC-20201出裝置。自焦化裝置來的液態(tài)烴進入焦化液態(tài)烴原料罐D(zhuǎn)-203，由焦化液態(tài)烴進料泵P-202A/B抽出升壓經(jīng)流量調(diào)節(jié)閥FIC-2

21、0302送至焦化液態(tài)烴脫硫塔C-202下部。在塔內(nèi)液態(tài)烴和自塔上部進入的貧胺液逆流接觸，貧胺液的量由流量控制閥FIC-20401來控制。液態(tài)烴中的硫化氫被胺液吸收，富胺液自塔底經(jīng)界位控制閥LIC-20401后流出。凈化焦化液態(tài)烴自塔頂流出，經(jīng)焦化液態(tài)烴溶劑分離罐D(zhuǎn)-204、焦化液態(tài)烴過濾器SR-203和焦化液態(tài)烴聚結(jié)器SR-204脫除可能攜帶的胺液，然后進入液態(tài)烴脫硫醇部分。自催化裝置來的液態(tài)烴進入催化液態(tài)烴原料罐D(zhuǎn)-205，由催化液態(tài)烴進料泵P-203A/B抽出升壓經(jīng)流量調(diào)節(jié)閥FIC-20502送至催化液態(tài)烴脫硫塔C-203下部。在塔內(nèi)液態(tài)烴和自塔上部進入的貧胺液逆流接觸，貧胺液的量由流量控

22、制閥FIC-20601來控制。液態(tài)烴中的硫化氫被胺液吸收，富胺液自塔底經(jīng)界位控制閥LIC-20601后流出。凈化催化液態(tài)烴自塔頂流出，經(jīng)催化液態(tài)烴溶劑分離罐D(zhuǎn)-206、催化液態(tài)烴過濾器SR-205和催化液態(tài)烴聚結(jié)器SR-206脫除可能攜帶的胺液，然后進入液態(tài)烴脫硫醇部分。裝置所需的脫硫貧胺液來自溶劑再生部分。從溶劑再生部分來的貧胺液經(jīng)液態(tài)烴脫硫貧液泵P-204A/B升壓后，再經(jīng)液態(tài)烴脫硫貧液冷卻器冷卻至40送至各液態(tài)烴脫硫塔。吸收了硫化氫的富胺液從各個液態(tài)烴脫硫塔底流出后混合，自壓至溶劑再生部分。3 溶劑再生部分自干氣和低分氣脫硫部分以及液態(tài)烴脫硫部分來的富胺液經(jīng)過各自的進料網(wǎng)籃過濾器SR-3

23、01/302過濾后混合，經(jīng)過貧富液換熱器I（E-304）與貧液換熱，升溫至70進入富液閃蒸罐D(zhuǎn)-301。在閃蒸罐內(nèi)，富胺液中溶解的部分烴類和酸性氣體閃蒸出來，自閃蒸罐頂氣包經(jīng)貧胺液吸收后，烴類氣體經(jīng)壓力控制閥PIC-30201送入火炬系統(tǒng)。閃蒸后的富胺液經(jīng)富液泵P-301A/B升壓后進入富液過濾系統(tǒng)PA-301。富胺液經(jīng)過濾系統(tǒng)脫除機械及其他雜質(zhì)，以避免溶劑發(fā)泡降質(zhì)。過濾后的富胺液與來自溶劑再生塔C-301底的貧胺液在貧富液換熱器II（E-301A/B）換熱升溫至99.4，經(jīng)富液閃蒸罐D(zhuǎn)-301的液位控制閥LIC-30201進入溶劑再生塔C-301。進入溶劑再生塔C-301的富胺液在塔內(nèi)與自下

24、而上的氣相逆流接觸，胺液中的大部分酸性氣被解吸出來，使胺液得到再生，解吸所需的熱量由再生塔底重沸器E-303提供。再生后的貧胺液由再生塔底泵P-303A/B抽出與富胺液在貧富液換熱器I（E-301A/B）換熱后，再經(jīng)貧富液換熱器I（E-304）冷卻至69.3，然后經(jīng)貧液冷卻器E-305進一步冷卻至45。貧液經(jīng)液位控制閥LIC-30501進入貧液過濾系統(tǒng)PA-302，在此除去貧液中的機械及其他雜質(zhì)后，進入溶劑儲罐T-301。溶劑再生塔C-301解吸出來的酸性氣體，自塔頂流出經(jīng)再生塔頂冷凝器E-302A/B冷卻到50后進入再生塔頂回流罐D(zhuǎn)-302。未冷凝的酸性氣自再生塔頂回流罐D(zhuǎn)-302頂經(jīng)壓力控

25、制閥PIC-30603后送至硫磺回收裝置。冷凝下來的酸性水由再生塔回流泵P-302A/B自再生塔頂回流罐抽出，一部分經(jīng)回流罐液位LIC-30601和流量控制閥FIC-30601串級控制后返回再生塔頂；另一部分經(jīng)流量控制閥FIC-30602出裝置，至污水汽提裝置。4 催化汽油脫硫醇部分來自催化裂化裝置的催化汽油進入催化汽油原料罐D(zhuǎn)-401，經(jīng)汽油進料泵P-401A/B抽出升壓，經(jīng)液位LIC-40101和流量調(diào)節(jié)閥FIC-40102串級控制后進入汽油堿洗脫硫罐D(zhuǎn)-402。堿洗脫硫罐里裝的堿液可以將汽油中少量的硫化氫脫除。脫除了硫化氫的汽油與泵P-403A/B送來的助催化劑在助催化劑混和器中充分混合

26、，然后進入空氣混合器M-402A/B。在空氣混合器中與空氣混合后進入汽油脫硫醇反應(yīng)器R-401A/B。該反應(yīng)器內(nèi)裝有預(yù)制的脫硫醇催化劑AFS-12和用來支撐和固定脫硫醇催化劑的的惰性瓷球，在反應(yīng)器內(nèi)在催化劑的作用下空氣將汽油中的硫醇轉(zhuǎn)化為二硫化物。從汽油脫硫醇反應(yīng)器底部出來的汽油隨同過?？諝膺M入汽油砂濾器D-408，過濾掉汽油中的雜質(zhì)，然后經(jīng)反應(yīng)器壓力控制閥PIC-40307（通過該閥來控制前面脫硫醇反應(yīng)系統(tǒng)的壓力）進入汽油分氣罐D(zhuǎn)-403。在汽油分氣罐中分離出來的未反應(yīng)的過剩空氣由罐頂部經(jīng)壓力控制閥PV-40404出裝置，至硫磺回收裝置。汽油則經(jīng)精制汽油泵P-402A/B抽出升壓，經(jīng)液位LI

27、C-40401和流量調(diào)節(jié)閥FIC-40401串級控制后送至防膠劑混合器M-403。防膠劑配制泵P-404A/B將防膠劑從防膠劑罐D(zhuǎn)-404抽出，送至防膠劑混合器M-403與汽油充分混和。最后，精制汽油從防膠劑混合器出裝置。汽油脫硫醇部分需要的堿液先進入新鮮堿罐T-401，在新鮮堿罐內(nèi)調(diào)配至需要濃度。然后用新鮮堿泵P-405A/B抽出升壓后，經(jīng)流量調(diào)節(jié)閥FIC-40702送至汽油堿洗脫硫罐底。5 液態(tài)烴脫硫醇部分THIOLEXSM系統(tǒng) 自液化氣脫硫單元來的脫除大部H2S的凈化FCC LPG進入本單元，流經(jīng)兩臺烴相籃式過濾器(113-S-501 A/B)中的任一臺。然后，LPG流到FIBER-FI

28、LMTM接觸器(113-C-501)的頂部，在此它與來自REGENSM系統(tǒng)的新再生堿液接觸。來自REGENSM泵(113-P-503 A/B)的再生堿液在流量控制下以正常流量14.75 m³/h進入。根據(jù)產(chǎn)品規(guī)格的需要，此流量最高可增至18.43 m³/h。當(dāng)FCC LPG經(jīng)由纖維充填的套筒流下時，它與堿液在纖維之間的空間內(nèi)混合。RSH在接觸器內(nèi)通過堿液與烴兩相之間的界面，被抽提到堿液相內(nèi)。此纖維提供了有利于抽提反應(yīng)進行的緩和的湍流環(huán)境及擴大的接觸面積。在接觸器的套筒底部，F(xiàn)CC LPG脫離纖維并進入相分離器（113-D-501）上部的烴相。然后，初部精制的FCC LPG流

29、經(jīng)一個專利的聚結(jié)器填料盤(113-MSP-501)，在此脫除所夾帶的堿液，再從接觸器另一端流出該容器并進入AQUAFININGSM系統(tǒng)。由于這一非分散性的接觸方式，排出的FCC LPG基本上不夾帶堿液微滴。堿液順著纖維流到相分離器的底部而進入堿液相。硫化鈉和硫醇鈉含量較高的堿液在液位控制下流出THIOLEXSM系統(tǒng)的容器，并流向REGENSM系統(tǒng)進行再生。AQUAFININGSM系統(tǒng) 然后，來自THIOLEXSM系統(tǒng)初步精制的FCC LPG流到AQUAFININGSM FIBER-FILMTM接觸器(113-C-502)的入口，在此與循環(huán)洗滌水接觸。循環(huán)洗滌水在流量控制下以正常流量14.75

30、m³/h進入。根據(jù)產(chǎn)品規(guī)格的需要，此流量最高可增至18.43 m³/h。當(dāng)水和FCC LPG經(jīng)由纖維充填的接觸器流下時，烴相中的鈉離子被抽提至水相。分離容器(113-D-502)中的水通過兩臺循環(huán)泵(113-P-501A/B)中的任一臺循環(huán)至接觸器的水進口。新鮮水由兩臺新鮮水注入泵(113-P-505A/B)中的任一臺注入系統(tǒng)，并流經(jīng)并聯(lián)的兩臺150微米籃式過濾器(113-S503A/B)中的任一臺，以除去所含的大于150微米的固體顆粒。水在循環(huán)泵(113-P-501A/B)之前注入循環(huán)系統(tǒng)。排放水在容器113-D-502上的液位控制器(113-LIC50203)控制下被送

31、往裝置界區(qū)邊界。當(dāng)水和FCC LPG流出接觸器時，水繼續(xù)附在那些伸入分離容器下部水相的金屬纖維上。第一級THIOLEXSM系統(tǒng) 自液化氣脫硫單元來的脫除大部H2S的凈化COKER LPG進入本單元，流經(jīng)兩臺烴相籃式過濾器(113-S-502 A/B)中的任一臺。然后，COKER LPG流至第一級THIOLEXSM FIBER-FILMTM接觸器(113-C-503)的頂部，在此它與由堿液輸送泵(113-P-502 A/B)在液位控制下從第二級分離容器(113-D-504)送來的循環(huán)堿液接觸。當(dāng)COKER LPG經(jīng)由纖維充填的套筒流下時，它與堿液在纖維之間的空間內(nèi)混合。所有的H2S和大部分RSH

32、在接觸器內(nèi)通過堿液相與烴相之間的界面，均被抽提到堿液相內(nèi)。此纖維提供了有利于抽提反應(yīng)進行的緩和的湍流環(huán)境及擴大的接觸面積。在接觸器的套筒底部，COKER LPG與纖維脫離并進入第一級相分離器（113-D-503）上部的烴相。初部精制的COKER LPG流經(jīng)此容器而從另一端流出，再進入第二級抽提系統(tǒng)。由于這一非分散性的接觸方式，排出的COKER LPG物料基本上不夾帶堿液微滴。堿液順著纖維流到相分離器的底部而進入堿液相。硫化鈉和硫醇鈉含量較高的堿液在液位控制下流出第一級系統(tǒng)的容器，并流向REGENSM系統(tǒng)進行再生。第二級THIOLEXSM系統(tǒng) 來自第一級(113-D-503)的初部精制的COKE

33、R LPG進入第二級FIBER-FILMTM接觸器(113-C-504)的頂部，在此與來自REGENSM系統(tǒng)的新再生堿液接觸。來自REGENSM泵(113-P-503 A/B)的再生堿液在流量控制下以正常流量9.0 m³/h進入。根據(jù)產(chǎn)品規(guī)格的需要，此流量最高可增至11.25 m³/h。當(dāng)COKER LPG經(jīng)由纖維充填的套筒流下時，它與堿液在纖維之間的空間內(nèi)混合。殘留的RSH在接觸器內(nèi)通過堿液與烴兩相之間的界面，被抽提到堿液相內(nèi)。在接觸器的套筒底部，COKER LPG與纖維脫離并進入第二級相分離器（113-D-504）上部的烴相。精制COKER LPG然后流經(jīng)一專利的聚結(jié)器

34、填料層(113-MSP-502)，以除去夾帶的堿液并從接觸器的另一端流出容器。經(jīng)精制的COKER LPG流經(jīng)一個維持系統(tǒng)壓力的背壓控制閥，再流入精制產(chǎn)品儲罐。堿液順著纖維流到相分離器的底部而進入堿液相。含有硫醇鈉的堿液流出第二級分離器容器，并由堿液輸送泵(113-P-502 A/B)在液位控制下送往第一級接觸精制器（113-C-503）。氧化塔 在氧化塔液位控制下從FCC LPG THIOLEXSM系統(tǒng)送來的，和在113-D-503液位控制下從COKER LPG THIOLEXSM系統(tǒng)送來的硫醇鈉和硫化鈉含量較高的堿液，并進入堿液加熱器(113-E-501)。通入熱交換器殼程的低壓蒸汽將堿液溫

35、度加熱至52 °C。一臺設(shè)在加熱后堿液管線上的溫度控制器調(diào)節(jié)蒸汽流量，以維持所需的堿液溫度。然后，加熱后堿液流經(jīng)催化劑添加管(113-MSP-503)，與來自溶劑洗滌113-D-506的溶劑/DSO混合，再進入氧化塔(113-C-506)底部。在此，堿液與細微分散的氣泡接觸，從而引發(fā)再生反應(yīng)?？諝庀韧ㄟ^一對空氣過濾器(113-AF-501 A/B)中的任一臺，然后在自動流量控制下以176.6 Nm3/hr 的正常流量進入氧化塔。為了均勻地在氧化塔內(nèi)分布空氣，空氣通過位于塔底的空氣分布器(113-MSP-505)進入。當(dāng)堿液和空氣向上穿過塔時，空氣中的氧氣在催化劑存在條件下與加熱后的堿

36、液接觸。硫化鈉被氧化為硫代硫酸鈉，硫醇鈉被氧化為含二硫化物油(DSO)。堿液/空氣/DSO的混合物向上流動, 經(jīng)過一個內(nèi)部煙囪式塔盤(113-MSP-504), 溢流進入氧化塔頂部的尾氣釋放空間。堿液/DSO的混合物在DSO重力分離器圓頂(113-D-505)的液位控制下流出該煙囪盤，并流向DSO脫除段。來自氧化塔頂部的尾氣流經(jīng)一臺尾氣分離器(113-MSP-506)，在此冷凝水和任何夾帶的堿液均被除去，從而防止液體流向下游。然后，尾氣離開該系統(tǒng)，并流經(jīng)背壓控制閥, 將氧化塔頂部壓力維持在0.33 MPag不變。重力分離與溶劑洗滌 氧化的堿液/DSO混合物在DSO重力分離器圓頂液位控制下流出煙

37、囪盤以后，進入DSO分離容器(113-D-505)，在此兩相由于密度的不同而分離。然后，堿液和溶劑/DSO流經(jīng)一無煙煤床, 促進堿液相內(nèi)溶劑/DSO小滴聚結(jié)，以加速其與堿液的分離。溶劑/DSO小滴由于其密度較低而穿過堿液上升至分離器頂部，形成浮在堿液之上的烴相。溶劑/DSO層在液位控制下由離心泵113-P-506 A/B送出113-D-505, 正常流量2.44 m³/h。堿液物料流出DSO分離器，并在DSO分離器(113-D-505)和溶劑洗滌罐(113-D-506)之間的壓差控制下進入溶劑洗滌接觸器(113-D-505)。在此初部洗滌的堿液與來自溶劑洗滌分離器(113-D-506

38、)的循環(huán)溶劑混合。當(dāng)堿液和溶劑混合并經(jīng)由纖維充填的套筒流下時，溶劑萃取堿液中殘留的可溶性DSO。兩相在分離器(113-D-506)內(nèi)分離。再生堿液經(jīng)由再生堿液泵(113-P-503 A/B)在自動流量控制下分別以正常流量14.75 m³/h（FCC LPG）和9.0 m³/h（COKER LPG），被送回FCC和COKER LPG的THIOLEXSM系統(tǒng)。循環(huán)溶劑經(jīng)由溶劑循環(huán)泵(113-P-504 A/B)在手動流量控制下以正常流量71.25 m3/h被送回接觸器。溶劑/DSO在流量控制下以2.44 m³/h的流量流入氧化塔。為了維持有效的DSO抽提，從界區(qū)外以正

39、常流量2.1 m3/hr引入一股連續(xù)的新鮮溶劑，與送往接觸器的循環(huán)溶劑匯合，并在溶劑洗滌分離器(113-D-506)液位控制下流經(jīng)兩臺烴籃式過濾器(113-S-504 A/B)中的任一臺。新鮮溶劑可使循環(huán)溶劑的硫含量維持在低水平，這是為了達到最佳的DSO抽提效果。一股溶劑/DSO混合物經(jīng)由溶劑/DSO泵(113-P-506 A/B)在113-D-505液位控制下從DSO重力分離器(113-D-505)排出該系統(tǒng)。堿液連續(xù)添加 為了在整個單元中維持所需的游離NaOH濃度，可籍由計量泵(113-P-508 A/B)將一股14.3 %（重）新鮮堿液(0.061 m3/h)在經(jīng)過一對水相籃式過濾器(1

40、13-S-505 A/B)中的任一臺之后，以連續(xù)方式注入系統(tǒng)。廢堿液在113-D-501液位控制下從容器113-D-501被排出該裝置。6 液態(tài)烴汽化部分自脫硫裝置來的凈化加氫液化氣通過氣動調(diào)節(jié)閥LV-60901進入氣化裝置113-D-602，氣化后進入系統(tǒng)燃料氣管網(wǎng)。自脫硫裝置來的凈化焦化液化氣通過氣動調(diào)節(jié)閥LV-60902進入氣化裝置113-D-603，氣化后進入系統(tǒng)燃料氣管網(wǎng)。自硫磺回收裝置來的1.1MPa過熱蒸汽與經(jīng)氣動調(diào)節(jié)閥TV-60906調(diào)節(jié)的脫氧水進入減溫裝置113-E-602，制成1.1MPa飽和蒸汽，分別通過蒸汽調(diào)節(jié)閥TV-60901 (TV-60903)進入氣化裝置113-

41、D-602(113-D-603)內(nèi)的換熱管為加氫(焦化)液化氣汽化提供所需熱量，蒸汽冷凝后產(chǎn)生的凝結(jié)水經(jīng)疏水器排出匯合進入系統(tǒng)凝結(jié)水管網(wǎng)。液化氣殘液通過管道間歇排放至凝縮油罐(113-D-107)。第四節(jié) 工藝指標本裝置主要工藝指標如表1-2示。表1-2裝置主要工藝指標控制項目位號工藝指標干氣和低分氣脫硫部分加氫干氣脫硫塔C-101液位（%）LIC-102014060加氫干氣脫硫塔C-101頂壓力（MPa）PIC-102010.600.90加氫低分氣脫硫塔C-102液位（%）LIC-104014060加氫低分氣脫硫塔C-102頂壓力（MPa）PIC-104012.502.80焦化、催化干氣脫硫

42、塔C-103液位（%）LIC-106014060焦化、催化干氣脫硫塔C-103頂壓力（MPa）PIC-106010.801.10液態(tài)烴脫硫部分加氫液態(tài)烴進料罐D(zhuǎn)-201液位(%)LIC-201014060加氫液態(tài)烴脫硫塔C-201界位（%）LIC-202014060加氫液態(tài)烴脫硫塔C-201頂壓力（MPa）PIC-202011.551.85焦化液態(tài)烴進料罐D(zhuǎn)-203液位(%)LIC-203014060焦化液態(tài)烴脫硫塔C-202界位（%）LIC-204014060焦化液態(tài)烴脫硫塔C-202頂壓力（MPa）PI-204011.551.85催化液態(tài)烴進料罐D(zhuǎn)-205液位(%)LIC-20501406

43、0催化液態(tài)烴脫硫塔C-203界位（%）LIC-206014060催化液態(tài)烴脫硫塔C-203頂壓力（MPa）PI-206011.551.85溶劑再生部分貧富液換熱器E-304富液出口溫度TIC-3010170富液閃蒸罐D(zhuǎn)-301壓力（MPa）PIC-302010.10.2再生塔底溫度()TIC-30505115125再生塔頂冷凝器E-302A/B酸性氣出口溫度()TIC-306013050再生塔C-301頂壓力（MPa）PIC-306030.070.11催化汽油精制部分催化汽油原料罐D(zhuǎn)-401液位（%）LIC-401014060汽油脫硫醇反應(yīng)器R-401A/B風(fēng)量(Nm3/h)FIC-40301

44、A/B25 汽油脫硫醇反應(yīng)器R-401A/B壓力（MPa）PIC-403070.40.6汽油分氣罐D(zhuǎn)-403壓力（MPa）PIC-404040.10.2液態(tài)烴脫硫醇部分再生堿液入FIBER-FILMTM接觸器C-501流量(m3/h)FIC-5010114.75相分離器D-501液位（%）LIC-501014060入C-502循環(huán)水流量(m3/h)FIC-502021420分離器D-502壓力（MPa）PIC-502011.54再生堿液入FIBER-FILMTM接觸器C-504流量(m3/h)FIC-50404812第二級相分離器D-504液位（%）LIC-504074060第二級相分離器D-

45、504壓力（MPa）PIC-504021.54燃料氣流量(Nm3/h)FIC-5050568.1氧化塔C-506液位（%）LICA-505084060待再生堿液溫度()TIC-505034565空氣流量(Nm3/hr)FIC-50506 176.6DSO沉降分離罐D(zhuǎn)-505壓力（MPa）PDIC-506040.26溶劑循環(huán)量(m3/h)FIC-507084580入氧化塔C-506溶劑量(m3/h)FIC-507032.44新鮮溶劑補入量(m3/hr)LIC-507142.1（正常）液態(tài)烴氣化部分加氫液化氣出口溫度()TIC-609014060焦化液化氣出口溫度()TIC-609034060第五

46、節(jié) 原材料指標本裝置的原料有：來自高壓加氫裂化裝置、中壓加氫裂化裝置、汽柴油加氫裝置、焦化裝置和催化裝置的氣體；來自高壓加氫裂化裝置、中壓加氫裂化裝置、焦化裝置和催化裝置的液態(tài)烴；來自催化裂化裝置的汽油。1 氣體進料表1-3 氣體進料規(guī)格表組分名稱高壓加氫裂化干氣中壓加氫裂化干氣高壓加氫裂化低分氣汽柴油加氫低分氣中壓加氫裂化低分氣催化干氣焦化干氣單位：kmol/hH2S3.177.801.50.3573.472.45816.78CO29.2376.24H2O2.0482.80.6614.12.25511.76CH432.56839.4345.916.23971.62109.339715.12C

47、2H632.32374.4615.67.30238.7945.721294.46C2H450.13645.19C3H81.44421.1823.32.5220.730.5611.32C3H64.9369.48iC4H101.2500.1512.50.28613.160.0451.29nC4H101.2390.019.30.3534.110.0040.46iC4H80.0161.36C4H8-10.0060.01cC4H8-20.004tC4H8-20.005C5+4.1507.47.53.35510.420.0581.79H287.14479.68429.7105.92977.51103.12

48、5185.08N258.85129.29O24.010NH31.2910.37010.530.140.19摩爾流量(kmol/h)166.627230.480549.1137.532544.05390.7671331.82質(zhì)量流量(kg/h)23364808537611175631729925065溫度()48.951.353.85556.54349.4壓力(MPa(g)0.90.852.82.82.71.11.22 液態(tài)烴進料表1-4 液態(tài)烴進料規(guī)格表組分名稱高壓加氫裂化液態(tài)烴中壓加氫裂化液態(tài)烴焦化液態(tài)烴催化液態(tài)烴單位：kmol/hH2S2.821.83.7801.999CO20.004H2

49、O0.3672.050.040CH4C2H611.3091.135.5505.393C2H40.0700.468C3H8182.91393.72151.79062.340C3H658.330282.375iC4H10207.893155.5728.120114.532nC4H10191.86457.2494.14024.525iC4H80.95080.283C4H8-188.28036.912cC4H8-245.189tC4H8-252.060C5+10.6880.667.140H20.146NH34.0430.4摩爾流量(kmol/h)611.897312.57438.190706.226質(zhì)

50、量流量(kg/h)32559166442212935000溫度()40404049.56壓力(MPa(g)1.91.61.51.23 汽油進料表1-5 汽油進料規(guī)格表序號項目單位數(shù)值備注1比重d420g/cm30.722餾程初餾點3510%4830%6950%9070%13690%176干點2023硫含量ppm2104誘導(dǎo)期min10005辛烷值MON83RON936烯烴含量V%287芳烴含量V%288硫醇含量ppm2009H2S含量ppm1010流量Kg/h56430(max 86000)11溫度4012壓力MPa(g)0.64 液態(tài)烴氣化部分進料表1-6 液態(tài)烴進料規(guī)格表組 分加氫裂化液態(tài)

51、烴焦化液態(tài)烴H2S0.000550.00069H2O0.370.35C2H61.361.27C2H400.02C3H830.1134.83C3H6013.36IC4H1039.716.46NC4H1027.2221.61IC4H81.240.22NC4H8020.25C5+01.64Total100100分子量53.3550.41溫度,4042壓力,MPa(G)1.71.2密度,kg/m3525.55195 輔助原料5.1 脫硫劑表1-7 脫硫劑表序號項目指標1N-甲基二乙醇胺含量%(wt）95.02外觀無色至微黃色3密度20g/cm31.0331.0554凝點-155運動粘度20 mm3/S901156折光率 201.46001.47005.2 汽油脫硫醇催化劑汽油脫硫醇部分采用的AFS-12催化劑是中國石油大學(xué)（北京）研制開發(fā)的脫硫醇新型催化劑，以特殊選定的無定型活性炭為載體，以CP-01為活性組分，經(jīng)專門工藝制成。該催化劑適用于RFCC汽油、FCC汽油及煤油等輕質(zhì)油品的脫臭精制過程。其技術(shù)指標如下：表1-8 AFS-12脫硫醇催化劑質(zhì)量指標項目質(zhì)量控制指標活性組分含量（%）控制外觀黑色，無定形粒度，612目85充填比重（g/cm3）0.570.