140萬噸重油催化裂化裝置操作規(guī)程

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

2、 第八節(jié)安全閥規(guī)格表62 HYPERLINK l bookmark64 第九節(jié)裝置儀表規(guī)格表63 HYPERLINK l bookmark66 第十節(jié)反再部分設(shè)備儀表管嘴明細(xì)表81 HYPERLINK l bookmark68 第十一節(jié)限流孔板表86 HYPERLINK l bookmark70 第十二節(jié)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(jié)反應(yīng)再生單元操作法89 HYPERLINK l bookmark246 第二節(jié)CO焚燒爐-余熱鍋爐單元操作法131 HYPERLINK l bookmark404 第三節(jié)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(fēng)機操作法193第三部分增壓風(fēng)機操作法202第四部分氣壓機單元操作法209 HYPERLINK l bookmark440 第四節(jié)分餾單元操作法233 HYPERLINK l bookmark448 第五節(jié)吸收穩(wěn)定單元操作法253 HYPERLINK l bookmark452 第六節(jié)汽油脫臭單元操作法273 HYPERLINK l bookmark458 第七節(jié)脫硫單元操作法278 HYPERLINK l bookmark462 第八節(jié)特殊設(shè)備操作法291 HYPERLINK l bookmark464 第九節(jié)裝置開停工步驟300 HYPERLIN

4、K l bookmark466 第十節(jié)裝置生產(chǎn)運行大事記301第三章裝置安全常識307 HYPERLINK l bookmark468 第一節(jié)基本概念307 HYPERLINK l bookmark470 第二節(jié)基本常識310 HYPERLINK l bookmark472 第三節(jié)基本技能315 HYPERLINK l bookmark476 第四節(jié)有關(guān)規(guī)定、規(guī)章制度、標(biāo)準(zhǔn)317第一章裝置概況第一節(jié)裝置簡介裝置設(shè)計依據(jù)及規(guī)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(yè)。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(chǎn)發(fā)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(fā)揮重要作用。本裝置催化裂化部分由中國石化北京設(shè)計院設(shè)計，設(shè)計規(guī)模為140萬噸/年，產(chǎn)品精制部分由濟煉設(shè)計室設(shè)計，設(shè)計規(guī)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(shè)安裝。該裝置包括反應(yīng)-再生、分餾、吸收穩(wěn)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(shè)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(fù)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(dāng)年10月26日一次開車成功。在首次開工即創(chuàng)造了連續(xù)安全運行573天的全國紀(jì)錄后，于1998年5月20日至6月17日進(jìn)行了計劃停工檢修；裝置第二周期在連續(xù)、安全、優(yōu)質(zhì)運行了1002天后，于2001年3月12日至4月7日進(jìn)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(xiàn)安、穩(wěn)、長、優(yōu)運行1073天后，裝置于2004年3月15日按計劃停工檢修，再創(chuàng)全國同類型裝置長周期運行新紀(jì)錄。裝置第四生產(chǎn)周期已于2004年4月23日順利投料生產(chǎn)。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(tǒng)，該系統(tǒng)由中國石化北

7、京設(shè)計院設(shè)計，設(shè)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(chǎn)品分布，采用高溫短接觸提升管反應(yīng)器和提升管注入中止劑技術(shù)，可依據(jù)原料油的輕重及產(chǎn)品生產(chǎn)方案來選擇不同的注入位置（高、中、低）和介質(zhì)（水、汽油、輕回?zé)捰汀⒔够炗偷龋嵘艹隹谠O(shè)快速高效分離器。特殊的進(jìn)料注入系統(tǒng):提升管Y型部分設(shè)置專門的分布環(huán)使催化劑處于良好的流化狀態(tài)，為使原料油和催化劑接觸良好創(chuàng)造了條件，不斷選用性能優(yōu)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(yīng)。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(chuàng)造了條件，正常生產(chǎn)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(chǎn)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(jù)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(shù)，使待生劑中的輕烴更多除去。同軸-串聯(lián)-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(xiàn)象，也為二段再生提供高氧（6以上）創(chuàng)造了有利條件，二再的富氧煙氣進(jìn)入一段再生，使主風(fēng)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(fēng)指標(biāo)低。采用高效旋風(fēng)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(dá)到降低催化劑消耗降低成本和減少環(huán)境污染的目的。采用能夠靈活調(diào)節(jié)催化劑循環(huán)量的分裝式電液驅(qū)動冷壁滑閥，以保證操作平穩(wěn)和裝置長周期運轉(zhuǎn)。采用可調(diào)下流式外取熱器，取出反應(yīng)再生系統(tǒng)內(nèi)的過剩熱量，發(fā)生3.9MPa的中壓蒸汽。其取熱量可以根據(jù)兩器熱平衡情況予以調(diào)節(jié)。取消開工加熱爐

10、，節(jié)省了設(shè)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(huán)回流和輕柴油換熱、除鹽水與頂循環(huán)回流和輕柴油換熱回收低溫?zé)?；利用循環(huán)油漿發(fā)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(xué)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(tǒng)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(jié)物料平衡及催化劑一.原料油來源及性質(zhì)設(shè)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(jìn)口原油），裝置實際加工的原料油性質(zhì)比設(shè)計條件下重。另外，由于優(yōu)質(zhì)蠟油用于生產(chǎn)潤滑油，混蠟性質(zhì)亦較差，使輕烴液收比設(shè)計值要低，而生焦比設(shè)計值要高。原料油性質(zhì)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(fā)生了改變，催化裝置摻煉減渣比例減少，原料性質(zhì)逐漸變輕，而且裝置由回?zé)捰蛧娮鞊綗捊够炗?。?1、典型的原料油性質(zhì)項目設(shè)計實際加工量t/

12、h175123密度Kg/m3940.6947.1殘?zhí)縨%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(shè)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(chǎn)

13、方案為柴油生產(chǎn)方案。三催化劑裝置采用超穩(wěn)分子篩催化劑，其水熱穩(wěn)定性提高，氫轉(zhuǎn)移能力降低，汽油辛烷值提高，焦炭產(chǎn)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(yīng)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(chǎn)液化氣的助劑。第三節(jié)主要工藝流程說明一.反再系統(tǒng)反應(yīng)部分混合蠟油和常（減）壓渣油分別由罐區(qū)原料罐送入裝置內(nèi)的靜態(tài)混合器（D-214）混合均勻后，進(jìn)入原料緩沖罐（D-203/1）,然后用原料泵（P-201/1

14、.2）抽出，經(jīng)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?zé)捰鸵黄疬M(jìn)入靜態(tài)混合器（D-213）混合均勻。在注入鈍化劑后分三路（三路設(shè)有流量控制）與霧化蒸汽一起經(jīng)六個進(jìn)料噴嘴進(jìn)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(zhì)產(chǎn)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(jìn)裝后先進(jìn)焦化蠟油緩沖罐（D-203/2），然后經(jīng)焦化蠟油泵（P-201/3.4）提壓至1.3MPa后分為兩路：一路經(jīng)焦化蠟油進(jìn)提升管控制閥（8FIC242）進(jìn)入提升管反應(yīng)器的回?zé)捰蛧娮旎蛴蜐{噴嘴，剩余的焦

15、化蠟油經(jīng)另一路通過D-203/2的液位控制閥（8LIC216）與進(jìn)裝蠟油混合后進(jìn)入原料油緩沖罐（D-203/1）。新增常壓熱渣油流程：為實現(xiàn)裝置間的熱聯(lián)合，降低裝置能耗，由南常減壓裝置分出一路熱常渣（約350C）,經(jīng)8FIQC530直接進(jìn)入D-213（原料油與回?zé)捰突旌掀鳎┣?，與原料混合均勻后進(jìn)入提升管原料噴嘴。反應(yīng)油氣、水蒸汽、催化劑經(jīng)提升管出口快分器分離出大部分催化劑，反應(yīng)油氣經(jīng)過沉降器稀相沉降，再經(jīng)沉降器（C-101）內(nèi)四組單級旋風(fēng)分離器分離出絕大部分催化劑，反應(yīng)油氣、蒸汽、連同微量的催化劑細(xì)粉經(jīng)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(jīng)環(huán)形分布器進(jìn)入汽提段的上中下三個部位使催化劑不僅處于流化狀態(tài)，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(jìn)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(jìn)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(fēng)分別由一再主風(fēng)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(jìn)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(jìn)入一再，熱再生催化劑從二再流出，通過再生滑閥進(jìn)入提升管底部，實現(xiàn)催化劑的循環(huán)。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(shè)置可調(diào)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(jīng)取熱列管自上向下流動，取熱管浸沒于流化床內(nèi)，管內(nèi)走水。取熱器底部通入流化風(fēng)，以維持良好流化狀態(tài)，實現(xiàn)流化床催化劑對直立浸沒管的良好傳熱。經(jīng)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(jìn)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(jìn)行汽液分離后產(chǎn)生3.9MPa(絕)飽合蒸汽送至余熱鍋爐進(jìn)行過熱。汽包里的飽和水由循環(huán)水泵(P103/1-3)抽出，采取強制循環(huán)方式進(jìn)入外取熱器取熱管束。主風(fēng)部分一、二再燒焦用主風(fēng)由主風(fēng)機(K101)供給。主風(fēng)機出口分出一路主風(fēng)經(jīng)增壓機(K-103/1.2)升壓0.1MPa后作為外取熱器流化風(fēng)，實際生產(chǎn)運行中,作為一項重要節(jié)能措施，開工至今未開增壓機，外取熱器流化風(fēng)由主風(fēng)機出口主風(fēng)經(jīng)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(fēng)的正常進(jìn)入。二.機組系統(tǒng)三機組部分來自再生器具有一定壓力的高溫?zé)煔馐紫冗M(jìn)入一臺多管式三級旋

19、風(fēng)分離器，分出其中大部分細(xì)粉催化劑，使進(jìn)入煙氣輪機的煙氣中催化劑含量10“m顆?；境?，以保證煙氣輪機葉片長周期運轉(zhuǎn)。煙氣從三旋出來分兩路：一路經(jīng)事故切斷閘閥和調(diào)節(jié)蝶閥軸向進(jìn)入煙氣輪機膨脹作功，驅(qū)動主風(fēng)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(jīng)水封罐(D-115/1)和另一旁路經(jīng)雙動滑閥調(diào)節(jié)放空的煙氣匯合后進(jìn)入CO焚燒爐余熱鍋爐回收煙氣中的化學(xué)能和熱能，發(fā)生3.9MPa(絕)、410C的過熱蒸汽，煙氣經(jīng)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(tǒng)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(xì)粉從細(xì)粉收集罐頂經(jīng)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(xì)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(jīng)氣壓機入口Dg700的事故切斷閥蝶閥進(jìn)入一段壓縮，壓縮至0.340.557MPa(絕)，進(jìn)入級間冷卻器(E-301)。為防止在冷卻器中形成氨鹽結(jié)晶和除去部分HS等有害物質(zhì)，在壓縮富氣進(jìn)入冷2卻器前注入洗滌用凈化水，流量約8000kg/h。氣體經(jīng)冷卻器冷至40C進(jìn)入級間分液罐(D-305)進(jìn)行氣液分離。氣相進(jìn)入氣壓機進(jìn)行二段壓縮，至1

21、.081.8MPa(a)，然后經(jīng)Dg350事故切斷閘閥去吸收穩(wěn)定部分。D-305中凝液由凝液泵(P-310/1-3)打入吸收穩(wěn)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(qū)動，直接變?yōu)槟Y(jié)水，用凝結(jié)水泵(P-311/1.2)打至軟化水罐(D-208)或進(jìn)入鍋爐除氧器。為防止氣壓機飛動，在氣壓機一、二段均設(shè)有防喘振控制器，并共用一個防喘振調(diào)節(jié)閥。該系統(tǒng)的防喘振控制線是根據(jù)氣壓機流量及進(jìn)出口溫度、壓力、氣壓機轉(zhuǎn)速等六個參數(shù)經(jīng)計算確定的。它能在操作點達(dá)到防喘振控制點時迅速打開防喘振

22、調(diào)節(jié)閥，防止喘振的發(fā)生。在正常操作時，防喘振控閥關(guān)閉。裝置反應(yīng)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(diào)速器調(diào)節(jié)汽輪機轉(zhuǎn)速來改變富氣流率，從而實現(xiàn)反應(yīng)壓力恒定的目的。考慮到緊急狀態(tài)下控制反應(yīng)壓力，設(shè)有富氣放火炬系統(tǒng)，由Dg600和Dg400的大、小放火炬蝶閥各一個。鍋爐系統(tǒng)本裝置設(shè)置了兩臺CO焚燒爐余熱鍋爐，型號為CGBQ84/506683.82/420，此鍋爐產(chǎn)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(huán)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(tǒng)壓力

23、較低時投用。設(shè)計每臺燃燒式CO焚燒爐-余熱鍋爐自身產(chǎn)飽和汽約46t/h，而裝置外取熱器產(chǎn)飽和汽及油漿蒸汽發(fā)生器產(chǎn)飽和汽共約44t/h,分二路進(jìn)鍋爐過熱，過熱后的每一臺爐發(fā)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(yán)重。在2001年裝置大檢修中對兩臺鍋爐進(jìn)行了擴能防腐改造，采用了水熱媒新技術(shù)，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(tǒng)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(zhuǎn)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(zhì)，與鍋爐各部分進(jìn)行換熱；鍋爐給水泵出口增設(shè)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(fā)生器上水進(jìn)行換熱；鍋爐鼓風(fēng)機出口風(fēng)道增設(shè)空氣預(yù)熱器，利用熱媒水對空氣進(jìn)行加熱，以提高風(fēng)溫，保證燃燒的穩(wěn)定性并節(jié)約燃料。外來飽和汽先進(jìn)入低低溫過熱器，被加熱到300C后再進(jìn)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(jìn)入省煤器，被加熱后進(jìn)入上汽包，同時煙氣由426C降至285C；熱媒水進(jìn)入煙氣換熱器升至190C后進(jìn)入熱媒水換熱器、空氣預(yù)熱器，同時煙氣溫度由285C

25、降至209C進(jìn)入煙囪排入大氣。四、分餾系統(tǒng)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(yīng)過熱油氣進(jìn)入分餾塔人字擋板底部，與頂部人字擋板返回的245260C循環(huán)油漿逆流接觸，油氣自下而上被冷卻洗滌。油氣經(jīng)分餾后得到裂解氣，粗汽油，輕柴油，回?zé)捰秃陀蜐{。為了提供足夠的內(nèi)回流使塔的負(fù)荷分布均勻，分餾塔設(shè)四個中段循環(huán)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(jìn)入空氣冷卻器(EC201/114)冷卻至60C，再進(jìn)入分餾塔頂后冷器(E209/15)冷至40C后進(jìn)入油氣分離器

26、(D201)分離。從D201分離出的富氣進(jìn)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(wěn)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(jìn)入提升管作中止劑。分出的污水外送至污水汽提裝置進(jìn)行處理。輕柴油流程輕柴油由C-201第21層板自流進(jìn)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(jīng)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(jīng)E-206/3.4與循環(huán)水換熱至約50C后，作為產(chǎn)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(huán)油作吸收劑由貧吸收油泵(P-207/1.2)抽出，首先進(jìn)入換熱器(E-204/1.2)，與富吸收油換熱,然后進(jìn)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(jīng)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(huán)回流流程頂循環(huán)油由P-204/1.2從分餾塔第29層抽出，溫度為110140C，首先進(jìn)E-202/1.2與E-203/15來熱煤水換熱后，再進(jìn)入E-205/1.2與除鹽水換熱，溫度降至90C左右，再進(jìn)E-205/3,或經(jīng)8TIC-202熱旁路返回分餾塔第32層塔盤。一中段循環(huán)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(jìn)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(jié)鹽時可投用E-211/1.2中的一組，以增加一中取熱量使內(nèi)回流帶水洗去結(jié)鹽；或當(dāng)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(huán)回流流程二中自分餾塔第3層塔盤上自流至回?zé)捰凸?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(nèi)回流返回第2層塔盤上；第二部分作為二中回流，作穩(wěn)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?zé)捰瓦M(jìn)入原料油罐(D-203/1)或直接與換后原料混合后進(jìn)入提升管。油漿循環(huán)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?zé)捰蜐{直接進(jìn)提升管（通常情況下油漿采取單程操作，不回?zé)挘?大部分進(jìn)入E-208/1-4發(fā)生3.9MPa（絕）飽和蒸汽，然后進(jìn)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?zé)嵯到y(tǒng)流程系統(tǒng)熱媒水自一催化熱媒水罐經(jīng)泵加壓至1.2MPa，其中一路500

30、t/h（8FIC243）、65C（8TI261）熱媒水進(jìn)二催化，經(jīng)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(jīng)E-206/5.6與輕柴油換熱至106C（8TI265）,另一路350t/h進(jìn)入并聯(lián)的E-202/1.2與頂循環(huán)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?zé)嵯嚓P(guān)換熱流程：分餾塔頂油氣經(jīng)E-203/1-5與熱媒水換熱（設(shè)有DN700油氣旁路蝶閥），再經(jīng)空冷EC-201/1-14，后經(jīng)E-209/1-5循環(huán)水（E-209/3可用除鹽水）冷卻進(jìn)后D-201；頂循環(huán)油經(jīng)E-20

31、2/1.2（并列）與熱媒水換熱，再經(jīng)E-205/1.2（重疊）與除鹽水換熱，后經(jīng)E-205/3循環(huán)二次水冷卻后返塔；輕柴油抽出先經(jīng)E-206/5.6（重疊）與熱媒水換熱，再經(jīng)E-206/1.2（重疊）與除鹽水換熱，后經(jīng)E-206/3.4（重疊）循環(huán)二次水冷卻后出裝。五、吸收穩(wěn)定系統(tǒng)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(jīng)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(jìn)入

32、油氣分離器(D-301),分離出富氣和凝縮油。為了減緩設(shè)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?shù)南礈煊盟筮M(jìn)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(jìn)入吸收塔下部，從分餾系統(tǒng)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(shè)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(jīng)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(jìn)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(jìn)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(huán)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(jīng)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(jīng)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(jīng)P-301/1.2加壓后（通常情況下是自壓），分為兩路，一路不經(jīng)換熱直接進(jìn)入C-302第36層，另一路進(jìn)入E-3

34、05與穩(wěn)定汽油換熱至約70C，進(jìn)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(wěn)定流程自C-302底的脫乙烷汽油至E-306/1.2與穩(wěn)定汽油換熱至153C進(jìn)入穩(wěn)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(jīng)E-310/1-4冷凝冷卻至40C，進(jìn)入產(chǎn)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(wěn)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(wěn)定汽油分四路：一部分與脫臭單元進(jìn)料熱旁路混合后去汽油脫硫醇單元進(jìn)行精制；另一部分經(jīng)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?zé)拠娮?，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(tǒng)輕重汽油分離部分的原料（穩(wěn)定汽油），一路自一催化熱進(jìn)料來（約120130C),另一路自本裝置穩(wěn)定塔底餾出，經(jīng)穩(wěn)定塔進(jìn)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(jìn)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(jīng)原穩(wěn)定汽油空冷器(EC-302/1.2).原穩(wěn)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(jìn)吸收塔C-301；另一路作為重汽油加氫裝置的進(jìn)料出裝置;第三路少部分重汽油(2025t/h)去一催化進(jìn)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(jìn)行精制。輕汽油自C-305頂餾出，經(jīng)輕重汽油分餾塔塔頂冷凝冷卻器EC-303/19冷到45C后，進(jìn)入輕重汽油分餾塔塔頂

37、回流和產(chǎn)品罐D(zhuǎn)-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?zé)捊迪N；第三路與重汽油混合后進(jìn)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(jìn)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(jié)水經(jīng)D-314與脫吸塔塔底重沸器E-303/2的凝結(jié)水混合(或先進(jìn)入D-315脫汽后)自壓至除氧器回收。六、汽油脫硫醇系統(tǒng)穩(wěn)定汽油在40C、0.35MPa(絕)的條件下進(jìn)入脫臭單元，經(jīng)靜態(tài)混合器(M-501、M-502)與濃度10%的稀堿液充分混合反應(yīng)，然后進(jìn)入汽油堿洗電離器(D-501、

38、D-502)進(jìn)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(fēng)、活化劑經(jīng)靜態(tài)混合器(M-503/1.2)充分混合后，連續(xù)進(jìn)入汽油脫臭反應(yīng)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(dá)到脫臭的目的。從R-501/3頂部出來的反應(yīng)合格汽油為精制汽油，再進(jìn)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(jīng)計量閥組后送至成品罐區(qū)。干氣、液化氣脫硫系統(tǒng)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(jìn)入干氣分液罐(D-601),脫

39、除其攜帶的液滴及機械雜質(zhì)，然后進(jìn)入干氣脫硫塔(C-601)下部，在C-601內(nèi)與胺液循環(huán)泵(P-601/1.2)打入塔內(nèi)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(jīng)塔內(nèi)重力沉降段及絲網(wǎng)除沫器，分去攜帶的2溶劑，然后進(jìn)入D-602進(jìn)一步沉降分離攜帶的溶劑，再經(jīng)壓力調(diào)節(jié)閥8PIC902后去氫提濃裝置(或直進(jìn)高瓦系統(tǒng))，經(jīng)氫提濃裝置以后的干氣進(jìn)入全廠高壓瓦斯系統(tǒng)。含硫液化氣在40C、1.3MPa(絕)條件下，進(jìn)入液化氣脫硫塔(C-602)與胺液循環(huán)泵(P-601/1、2)打入塔內(nèi)的YS-93貧胺液逆流接觸，胺液為連續(xù)相,液化氣為分散相，在塔內(nèi)進(jìn)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(jìn)入D-603進(jìn)一步沉降分離攜帶的胺液，再經(jīng)壓力調(diào)節(jié)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(jìn)入酸性氣分液罐D(zhuǎn)-614,分液后的酸性氣進(jìn)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(jìn)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(jīng)液面調(diào)節(jié)閥后，與酸性氣予脫硫單元來的富胺液合并一起進(jìn)入貧富胺液換熱器（E-604）與低溫位貧胺液換熱，再進(jìn)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(jìn)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(jīng)填料段頂部的絲網(wǎng)除霧器，在溫度40C、0.60MPa（絕）條件下經(jīng)壓力調(diào)節(jié)閥8PIC-903放入火炬管網(wǎng)。閃蒸后的YS-93富溶液進(jìn)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(jīng)液位

42、控制閥（8LIC-903）進(jìn)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(jīng)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(jìn)入貧富胺液換熱器（E-603）,與閃蒸后的富胺液換熱，再進(jìn)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(jìn)入貧胺液冷卻器（Ew-602/1.2）,經(jīng)循環(huán)水冷卻后，再經(jīng)C-603塔底液位調(diào)節(jié)閥(8LIC-904)回至胺液循環(huán)罐(D-607/1.2)。胺液自D-607抽出經(jīng)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(huán)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(jīng)酸性氣冷凝器(Ew-602/1、2)由循環(huán)水冷至40C然后進(jìn)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(jīng)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(huán)泵(P-601/1.2)出口加壓后分三部分:大部分貧胺液先經(jīng)兩臺精細(xì)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(huán)使用；另一部分直接去加氫酸性氣予脫硫C-604循環(huán)使用；第三部分約占循環(huán)量15%20%(W)的貧胺液經(jīng)壓力調(diào)節(jié)閥(8PIC-002)后，先進(jìn)入胺液精細(xì)過濾器(F-601)除去胺液中的固體雜質(zhì)，然后再進(jìn)入活性炭過濾器(F-602)以吸附胺液中的降解產(chǎn)物，過濾后的胺液返回至胺液循環(huán)罐(D-607)或直接返回胺液循環(huán)泵(P-601/1.2)入口。當(dāng)胺液過濾器前壓力達(dá)0.6MPa且胺液過濾循環(huán)量低于5.0t/h時，即對過濾器(F-601、F-602)分別進(jìn)行清洗和活化再生。具體操作步驟：先將過濾器內(nèi)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(jìn)行反復(fù)沖洗

45、和活化再生。由于精細(xì)過濾器（F-603、F-604）設(shè)計差壓不超過0.20MPa,當(dāng)過濾器差壓接近0.20MPa時，應(yīng)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(jìn)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(chǎn)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(tǒng)中胺液總量會逐漸減少，濃度會逐漸上升，為滿足正常生產(chǎn)中對胺液總量、濃度及質(zhì)量的要求，必須定期向系統(tǒng)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(tǒng)中加入34t/h新鮮胺液

46、（胺液循環(huán)量的10%），并通過D-606底凝結(jié)水線與C-603跨線連續(xù)向系統(tǒng)補水，以滿足正常生產(chǎn)的要求。第四節(jié)主要設(shè)計條件及工藝計算匯總序號名稱單位數(shù)值設(shè)計條件標(biāo)定(2001.5.15)序名稱單位數(shù)值號設(shè)計條件標(biāo)定(2001.5.15)一反應(yīng)再生部分1.反應(yīng)再生部分操作參數(shù)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(yīng)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(fēng)量Nms/Min12801350密相線速M/s0.72

47、0.76稀相線速M/s0.600.72旋風(fēng)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(fēng)量Nm3/Min1108915密相線速M/s0.60.53提升管停留時間S22.279)反應(yīng)沉降器稀相線速M/s0.680.85旋風(fēng)器入口線速（4組）M/s20.5030.3810)反應(yīng)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(huán)量T/h1478.7511532.反再部分壓力平衡序名稱單位數(shù)值號設(shè)計條件標(biāo)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(yīng)沉降器頂壓力MPa（表）0.200.163反應(yīng)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(yīng)沉降器頂壓力MPa（表）0.200.163反應(yīng)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(shù)值號設(shè)計條件標(biāo)定(2001.5.15)循環(huán)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(huán)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(jìn)

51、料溫度C490520500塔底溫度C330350306.8塔頂壓力KPa（絕）200250220序名稱單位數(shù)值號設(shè)計條件標(biāo)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(huán)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(huán)回流%36.9135.91貧富吸收油3.081.61三吸收一穩(wěn)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(jìn)料t/h44.916熱進(jìn)料t/h116.5124重沸器負(fù)荷104kal/h801.36295.8加熱器負(fù)荷104kal/h32.153.穩(wěn)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(shù)值設(shè)計條件標(biāo)定(2001.5.15)塔底溫度C187.18163.2進(jìn)料溫度C140150137.3回流比2.02.52.62重沸器負(fù)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(zhì)未經(jīng)汽提柴油分憎塔頂循環(huán)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(jìn)料溫度C110140塔頂空冷器負(fù)荷104kcal/h950塔底重沸器負(fù)荷104kcal/h810四汽油脫硫醇系統(tǒng)1反應(yīng)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(yīng)器（R-501/2）PPm未投用，充n2保護序名稱單位數(shù)值號設(shè)計條件標(biāo)定(2001.5.15)頂壓力0.52溫度MPa（表）40空速C3.03反應(yīng)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(tǒng)%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(shù)值號設(shè)計條件標(biāo)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(jìn)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(yù)脫硫系統(tǒng)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(shù)值號設(shè)計條件標(biāo)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(zhuǎn)數(shù)C58385779一階臨界轉(zhuǎn)速rpm8320絕熱效率rpm三8474軸功率%104688767轉(zhuǎn)向（從煙機進(jìn)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(fēng)機效率MPa（絕）三88%87工作轉(zhuǎn)速58385779跳閘轉(zhuǎn)速rpm6421軸功率rpm90409051序名稱單位數(shù)值號設(shè)計條件標(biāo)定(2001.5.15)一階臨界轉(zhuǎn)速KW2850二階臨界轉(zhuǎn)速rpm7250YCH710-4電動/發(fā)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(zhuǎn)速Hz1484臨界轉(zhuǎn)速rpm2874功率因數(shù)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(shù)1.4工作轉(zhuǎn)速5745電動盤車

58、器Rpm盤車轉(zhuǎn)速121頻率rpm50電壓Hz380V2.備用主風(fēng)機部分離心式壓縮機型號6E1750-3.4/0.98序名稱單位數(shù)值號設(shè)計條件標(biāo)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(zhuǎn)速5425一階臨界轉(zhuǎn)速Rpm3632二階臨界轉(zhuǎn)速Rpm8604軸功率Rpm568016HS-06齒輪箱KW速比5425/1484傳遞功率6300工作系數(shù)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(shù)A0.889滿載效率97%轉(zhuǎn)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(shù)值號設(shè)計條件標(biāo)定(2001.5.15)入口溫度MPa（絕）200出口壓力C0.440.55主軸轉(zhuǎn)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(zhuǎn)速KW70646178蒸汽透平Rpm軸功率47852975轉(zhuǎn)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(shù)值號設(shè)計條件標(biāo)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