天宏催化操作规程

目录

第一章 工艺技术规程 .............................................................................. 4 第一节 工艺指标及工艺特点 .............................................................. 4 第二节 工艺流程简述 ........................................................................ 18 第三节 装置物料平衡及主要设备介绍 ......................................... 31 第二章 开工规程 .................................................................................... 50 第一节 开工要求及工作准备 .............................................................. 50 第二节 反应岗位开工步骤 ................................................................ 53 第三节 分馏、稳定、精制岗位开工前检查及吹扫原则 ................ 66 第四节 分馏岗位开工步骤 ................................................................ 70 第五节 吸收稳定开工步骤 ................................................................ 91 第六节 精制岗位开工步骤 .............................................................. 97 第七节 热工系统开工步骤 ............................................................ 107 第三章 停工规程 ................................................................................ 132 第一节 停工目的及要求 .................................................................... 132 第二节 反应岗位停工步骤及操作 ................................................... 135 第四节 稳定岗位停工步骤及操作 ................................................... 150 第五节 精制岗位停工步骤及操作 ................................................... 158 第四章 操作指南 .............................................................................. 165 第一节 反应岗位操作法 .................................................................... 165

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第二节 分馏岗位操作法 .................................................................. 195 第三节 稳定岗位操作法 .................................................................... 235 第四节 精制岗位操作法 .................................................................. 246 第五章 机组岗位操作法 .................................................................... 261 第一节 烟机主风机电机机组操作法 .............................................. 261 第二节 备用主风机组操作法 ............................................................ 322 第三节 增压机操作法 ...................................................................... 339 第四节 汽轮机-气压机机组操作法 ............................................... 359 第六章 专用设备操作规程 .................................................................. 417 第一节 外取热器操作法 .................................................................... 417 第二节 辅助燃烧室操作法 ............................................................ 425 第三节 特阀操作法 .......................................................................... 428 第四节 三级旋风分离器操作法 ...................................................... 430 第五节 电脱盐操作法 ...................................................................... 431 第七章基础操作规程 ............................................................................ 444 第一节 司泵操作法 ............................................................................ 444 第二节 冷换设备操作法 .................................................................. 453 第三节 空冷器操作法 .................................................................. 455 第四节 蒸汽发生器操作法 ................................................................ 456 第八章 事故处理预案 ........................................................................ 462 第一节 紧急事故的处理原则 .......................................................... 462

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第二节 紧急停工原则 ...................................................................... 464 第三节 事故应急预案 ...................................................................... 466 第九章 装置安全规程 .......................................................................... 485 第一节 安全管理制度 ...................................................................... 485 第二节 装置开工及正常生产安全规程  .................................... 493 第三节 装置停工安全规程 .......................................................... 496 第四节 装置检修安全规程 .............................................................. 498 第五节 装置安全常识 .................................................................. 501 第六节 酸碱操作规定 .................................................................. 504 第七节 空气呼吸器使用方法 .......................................................... 507 附录一：开工进度统筹表 .................................................................... 510 附录二：安全阀汇总表 ........................................................................ 521 附录三：装置盲板表 ............................................................................ 532 附录四：限流孔板汇总表 .................................................................... 537 附录五：特殊阀门表 ............................................................................ 548 附录六：环境保护及职业安全卫生 .................................................... 553

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第一章 工艺技术规程

第一节 工艺指标及工艺特点

一、设计方案依据：

1、《石油化工装置详细工程设计内容》（SHSG-053-2003） 2、上海河图石化工程有限公司与山东天宏新能源化工有限公司签订的工程设计合同及合同技术附件（合同编号：HEC20090-22.2009年9月24日）

3、《山东天宏新能源化工有限公司10万吨/年丙烯项目环境影响报告书》及评审意见

4、《山东天宏新能源化工有限公司10万吨/年丙烯项目安全预评价报告》及评审意见

5、制造厂商提供的设计资料 二、设计原则：

1、以重质油为原料，采用SFCC专利技术最大量生产液化石油气，降低干气产率，降低轻油烯烃含量。

2、专利商提供设计基础资料，设计单位据此完成工程设计，专利商对工艺技术负责，工程设计单位对专利技术的工程实施负责。

3、采用成熟可靠的专利技术，追求装置总体设计优化。 4、采用能实现目标的简捷工艺路线。 5、采取确保三年一大修的各种技术和措施。 6、采取合理节能及减轻结焦危害的工艺技术。

7、全厂集中控制为先进控制（APC）、管控一体化创造条件。

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8、优化设备结构及平面，节省投资，减少占地。

9、充分考虑对催化剂广泛适应的流态化工程设计和对原料广泛适应性，实现经济效益最大化。

10、考虑必要的裕度和操作弹性。

11、采用完善可靠的环保、安全卫生及消防设施。 三、装置概述

1、装置规模

装置公称规模100万吨/年，处理量上限120万吨/年，处理量下限70万吨/年

2、开工时数

计算物料平衡所采用的年开工时数为8000小时 3、生产方案

采用多产气体方案，以生产液化石油气（尤其是丙烯）为主，以生产轻油和轻燃油为辅，副产干气和油浆

4、建设性质 本装置系新建 5、催化剂

采用添加择型分子筛的多产气体催化剂 6、设计范围

包括反应-再生部分、分馏、吸收稳定（含气压机）、精制部分，主风机-烟机部分，余热锅炉部分，余热回收站。

7、装置占地

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装置占地面积（不含中心控制室、变配电室）164×46+116×42=12146m2(含预留地20×19=380m2) 四、主要设计指标

1、优选催化剂和优化的工艺和工程技术，使干气产率≤4.5% 2、产气方案液化石油气产率≮25%（W） 3、轻油：RON≮93，烯烃≤30%（V） 4、再生催化剂定碳﹤0.1%

5、工程设计满足三年一大修的要求。 五、主要工艺技术方案

1、采用多产液化石油气（尤其是丙烯）专利工艺，其工艺特点为

1）以重质燃料油为原料，在较高的反应温度、较深的反应深度、较低的油气分压、较高的剂油比，并在添加了择型分子筛的专利催化剂的作用下进行催化裂解反应，生产较多的丙烯及高辛烷值轻油。

2）粗轻油进单独提升管回炼，在降低烯烃含量和硫含量的同时，增产丙烯，提高轻油辛烷值。

3）重油反应烯烃和轻油反应系统分列

重油反应及分馏系统包括重油提升管反应器、沉降器和重油分馏塔。轻油反应及分馏系统包括轻油提升管反应器，与重油反应系统共用的沉降器和轻油分馏塔，重油提升管生成的粗轻油在重油分馏塔馏出后送至轻油提升管反应器回炼。两个系统并联操作。

4）产品质量好

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该工艺在多产液化石油气的情况下液化气富含烯烃，且轻油质量好，轻油辛烷值RONC高达93以上，诱导期长，安定性好。轻燃油产率较低，其十六烷值与FCC轻燃油十六烷值基本相当。

5）灵活的工艺条件和操作方式

通过调整工艺操作条件可灵活地实现产品方案转化。 2、采用复合分子筛催化剂及多种助剂

为满足本装置多产液化石油气及高辛烷值轻油的要求，考虑采用生产高辛烷值轻油，多产液化石油气，重油裂解能力强的复合型分子筛催化剂。具体由建设单位选择的催化剂制造商提供。可供选择的催化剂制造商包括但不限于：GYace Davision公司；中石化催化剂公司；中石油兰州催化剂厂。从稳定操作，保证装置长周期运转及环境保护角度出发，设计中考虑添加CO助燃剂、油浆阻垢剂等助剂。其中CO助燃剂为实现完全再生提供了可靠的保证；油浆阻垢剂的应用对于避免或减轻油浆系统的结垢十分有效；为该系统长期高效运转创造了有利条件。

3、采用同轴式反应-再生器

本设计采用同轴式两器布置方案，以减少设备投资和占地，同时该类型装置具有技术先进，操作简单，抗事故能力强，能耗低等特点。

4、再生工艺方案

再生方案的选择考虑两个因素：其一是降低再生催化剂的定碳，使催化剂性能得以充分发挥；其二是避免采用过于苛刻的再生条件，恢复并保护催化剂活性，本装置采用单段逆流再生，催化剂定碳

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<0.1%。

该技术由以下几种单体技术组成： 1）采用加CO助燃剂的完全再生方案

采用该方案后，平均氧浓度的提高可使再生剂含碳明显降低，对于单段再生的效果更加明显。

2）采用较低的再生温度

较低的再生温度有利于提高剂油比并保护催化剂活性，为反应进料提供更多的催化剂活性中心。

3）采用逆流再生

通过加高待生套筒使催化剂进入密相床上部，并良好分配，然后向下流动与主风形成气固逆流接触，有利于提高总的烧焦强度并减轻催化剂的水热失活。

4）采用待生催化剂分配技术

在待生套筒出口配置特殊设计的待生催化剂分配器，使待生剂均匀分布于再生密相床上部，为单段逆流高效再生提供基本的保证。

5）采用高床层再生。

设置较高的密相床层，不仅可提高气固单程接触时间，而且有利于CO在密相床中燃烧，还可以提高催化剂输送的推动力。

6）采用改进的主风分布管

主风分布的好坏直接影响再生器的流化质量，从而影响烧焦效果，单段再生的再生器直径较大，因此，主风分布的好坏尤为重要。为改善流化质量，采用改进的主风分布管。主风分布管设计时还考虑

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了长周期操作的要求。

5、反应工艺技术方案

吸收国内外同类生产装置积累的经验，并结合本装置具体特点，为进一步改善产品分布，提高轻油产率，降低干气及焦炭产率。在提升管反应系统设计中采用了下列措施：

1）采用青岛京润石化工程有限公司开发的SFCC专利工艺，在大剂油比，油剂低温接触的条件下，降低干气产率，生产较多的丙烯及高辛烷值轻油。该工艺已成功地用于建滔集团实友化工（扬州）有限公司100万吨/年重油催化剂制烯烃装置，并于2008年10月顺利投产。

2）采用高效雾化喷嘴并采用较高的原料油预热温度（240℃），以降低原料油进喷嘴的粘度，确保原料的雾化效果及油气接触效果。

3）设置预提升器，使油气与催化剂接触前以接近活塞流的形式向上运动，为催化剂和油滴均匀接触创造条件。提升介质为自产干气，可减轻催化剂水热失活并降低蒸汽消耗。

4）采用CAS提升管出口粗旋及单级旋分密闭连接专利技术，减少热裂化反应，从根本上消除沉降器结焦。

5）采用高效汽提技术。设计主要从改进汽剂接触即改进挡板结构。改善蒸汽分配及增加催化剂停留时间三方面入手，在较低的蒸汽耗量下取得理想的汽提效果。

采取上述措施使得催化剂在从进入提升管反应器至离开沉降器汽提段的整个过程中均处于优化状态。通过预提升段尽可能地使催化

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剂流动均匀，采用高效雾化喷嘴使催化剂与良好雾化并均匀分布的原料油雾滴接触，达到瞬间汽化反应的目的。使用快分和油气快速导出技术减少过裂化反应及热裂化反应，使反应油气在高温区的停留时间尽可能缩短。加之完善的汽提设施，从而达到提高轻质油收率，降低干气焦炭产率的目的。

6、采用先进可靠的外取热技术

采用气控内循环式外取热器，通过调节流化风量控制再生温度。该种外取热器具有结构简单、操作方便、调节灵活、运行可靠等特点。外取热器传热系数高，设备结构紧凑，抗事故能力强（取热管断水不易破裂漏水）。外取热器的水系统采用汽水自然循环方式，节省动力 ，运行可靠。

7、机组配置 1）主风机组

采用一开一备两套机组。主机为烟气轮机+轴流风机+电动/发电机三机组。备机为离心主风机+电动机二机组配置。

2) 气压机组

采用气压机+中压背压式蒸汽透平二机组配置。 8、分馏吸收稳定系统

设置重油和轻油两个分馏塔，分别对重油提升管和轻油提升管反应后的油气进行分馏。分馏吸收稳定系统的设计着重于保证产品分离精度的前提下，通过流程的合理配置降低消耗，优化用能。

重油分馏塔设四个循环回流取热，即顶循、一中、二中及油浆循

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环回流，取热比例分别为：顶循 15.7%；一中 40.0%；二中4.3%；油浆 40.0%其中顶循热量用来加热原料油和低温热媒水；一中除供稳定塔底重沸器外，多余热量用于加热原料油，低温热媒水；二中温位高达320℃～340℃。用于发生中压蒸汽，油浆温度高达350℃。除加热原料油外也用于发生中压蒸汽，在热量逐渐利用的同时，又保证了操作时的灵活性。

轻油分馏塔设三个循环回流取热，即顶循、中段及塔底循环。取热比例为：顶循45.9%；中段11.8%；塔底循环42.3%

其中顶循热量用来加热原料油和低温热媒水；中段热量用于加热原料油；塔底循环油热量首先用于发生中压蒸汽，部分再与原料换热。

吸收解吸采用双塔流程，为满足产品分离的要求在设计中采取如下提高分离效率的措施：

1）适当增加再吸收塔及稳定塔塔盘数量。

2）充分利用稳定轻油热量，提高稳定塔进料的温度，降低塔底重沸器热负荷。

3）合理选择吸收剂进吸收塔的位置。

4）解吸塔采用冷、热两段进料以降低塔底重沸器高温位热负荷。 5）稳定塔深度稳定方案，即可多回收液化石油气，又可降低补充吸收剂用量。

9、产品精制系统 1）工艺技术路线

（1）轻油脱硫醇采用一段纤维膜+固定床催化氧化脱硫醇工艺。

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（2）干气及液化石油气脱硫采用胺法脱硫工艺。

（3）液化石油气脱硫醇采用两级纤维膜脱硫醇+催化剂碱液空气氧化循环再生工艺。

（4）工艺简单，操作简便，运行平稳； （5）占地少，空间利用合理，检修维护方便； （6）碱耗少，大大降低碱渣排放量，操作成本低； （7）连续开工率接近100% 2）工艺技术特点 （1）轻油脱硫醇部分

该工艺与固定床无碱脱硫醇I型和Ⅱ型工艺相比具有如下优点： ①单位体积的传质面积大，处理能力大，传质距离短，有效时间长，传质表面不断更新，传质效率大大提高，能更彻底脱除轻油中的大分子硫醇；

②采用非弥散态传质方式，避免了乳化和夹带，最大限度减少了处理后轻油夹带碱液现象；

（2）干气及液化石油气脱硫部分

①选用复合型甲基二乙醇胺（MDEA）溶剂，该溶剂具有对H2S选择性好，使用浓度高，溶剂循环量小，腐蚀轻，节能和不易降解等优点，本设计选用溶剂浓度25～30%（wt）。

②控制气体进塔温度低于溶剂进塔温度3～5℃，避免重烃冷凝，导致溶剂乳化发泡。

（3）液化石油气脱硫醇部分

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该工艺与传统的循环碱液抽提脱硫醇工艺相比，具有如下特点： ①单位体积的传质面积大，传质距离短，有效时间长，传质表面不断更新，传质效率大大提高，能更彻底脱除液化石油气中硫化氢、硫醇；

②采用非弥散态传质方式，避免了乳化和夹带，最大限度减少了处理后液化石油气夹带碱液现象，循环催化剂碱液二硫化物含量低，硫醇抽提效率高；

10、采用多项成熟技术设备 1）采用立式三级旋风分离器

经工业装置运转证明，立管式三级旋风分离器可除去粒径大于10um的催化剂粉尘，有效地保护烟机。

2）有针对性地采用新型冷换设备

分馏塔顶油气冷凝系统的压降大小直接影响气压机的功率消耗以及吸收系统的操作。因此，分馏塔顶低温热回收系统采用低压降折流杆式冷凝器。

3）单、双动滑阀及塞阀均采用电液执行机构和冷壁式阀体结构，其执行机构采用智能式。

11、产汽系统和余热锅炉

本部分所利用的余热热源统计如下：

再生器内余热 Q=24423/34890KW（正常/最大） 再生烟气余热 Q=21641KW（t=510～180℃） 循环油浆余热 Q=15590/18708KW（正常/最大）

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二中段回炼油余热 Q=1745/3000KW（正常/最大） 轻油分馏塔塔底循环油余热 Q=7075KW（正常） 低温余热Q=33176KWW（低温热媒水）

产汽系统是为回收装置再生器余热及工艺物流的中高温位余热而设置的。循环油浆、分馏二中、轻油分馏塔塔底循环油及再生器内催化剂温位较高，组成中压产汽系统，产255℃、4.22MPa（G）中压饱和蒸汽。

余热锅炉系统是为回收再生烟气物理显热而设置的。设置一台余热锅炉，其中烟气低温段预热装置产的所有中压饱和蒸汽至450℃、3.28MPa

系统来的除盐水经设在装置内的除氧器进行热力除氧，除氧水送入产汽系统。

12、装置设计主要技术经济指标（见表1-1）

表1-1装置主要技术经济指标

序项目 号 1 2 2.1 公称规模 操作弹性 消耗指标 原料 重质油 万吨/年 万吨/年

单位 数值 100 70%～120% 100 备注 进反应器125t/h 14

2.2 主要辅助材料及

催化剂 催化裂化催化剂 2.3 CO助燃剂 阻垢剂 钝化剂 磷酸三钠 硫转移剂 公用工程消耗 生产给水 除盐水 除氧水 循环冷却水 净化水 t/a t/a t/a t/a t/a t/a t/h t/h t/h t/h t/h t/h KW KW KW KW t/h t/h t/h Nm3/h

1693 6.8 6 102 1.6 17 6.5/60 82.0 2182.34/4129.84 0/10 -13.5 1724.24 0.23 -161.7 1885.71 -30.7 -11.43 13.272 2568/3288 连续/间断 正常/最大 来自酸性水汽提装置 折算 折算 ―-‖表示输出，以下同 折算 催化烧焦 正常/最大 15

加热设备凝结水

电 其中：220V 380V 10000V 3.5MPa蒸汽 1.0MPa蒸汽 燃料 净化压缩空气

非净化压缩空气 2.4 3 氮气 其它消耗 热进料 热出料 低温余热 装置区占地面积 Nm3/h Nm3/h KW KW KW ㎡ 1286/4884 30/270 -33176 12416 正常/最大 正常/最大 取热介质：低温热媒水 164m*46m+116m*42m 包括催化剂加料间建4 装置总建筑面积 ㎡ 207.64 筑面积18㎡，占地面积18㎡ 主风机配电室建筑面 积189.46㎡，占地面积94.82㎡ 5 5.1 5.2 5.3 6 7

三废排放量 废水 含硫污水 含油污水 废气 废渣 总定员 单位能耗 t/h t/h Nm3/h t/a 人 Kg标准

23.38 连续，送至酸性水汽提装置 11.3/60 167728 1371 36 68.33 连续/间断 连续 废催化剂卸出 不包括管理人员 以重油进装置量为准 16

油/t原料 8 1） 2） 3） 4） 5） 6） 7） 8） 9） 工艺设备总台数 工业炉 反应器 塔 容器 换热器 空冷 机泵 机械 其它 座 座 座 台 台 片 台 台（套） 台（套） 276 3 4 7 36 84 28 59 5 机、增压机、气压机 52 其中在中国订货台数 含烟囱及余热锅炉 含外取热器 其中备用26台 含主风机、备用主风13、公用工程规格（见表1-2）

表1-2装置公用工程规格

序号 1 2 3 4 5 物料 生产给水 循环冷却水给水 循环冷却水回水 除盐水 电 电压波动：低压±5%；中压±5%.

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边界条件 温度℃ 30 32 42 32 压力Mpa(G) 0.3 0.45 0.25 0.5 备注 低压：380V/220V；中压10000V；

频率波动50±0.2HZ 低压蒸汽1.0MPa6 （G） 中压蒸汽3.5MPa7 （G） 8 9 10

净化压缩空气 非净化压缩空气 氮气 40 40 30 0.5 0.6 0.5～0.8 435 3.5 250 1.0 第二节 工艺流程简述

装置由反应-再生、分馏、吸收稳定（含气压机）、主风机-烟机、余热锅炉、低温热回收部分、精制岗位组成。 一、 反应-再生部分

原料油（冷常压渣油/重质燃料油）自罐区来，分两路：一路通过原料油-轻油分馏塔顶循环油换热器（E-222A-D），原料油-轻油分馏塔中段油换热器（E-223）；另一路通过原料油-重油分馏塔顶循环油换热器（E-201AB）、原料油-轻燃油换热器（E-211AB），两路混合换热至150℃左右进入原料油罐（V-201）。

原料油（热常压渣油）自重交沥青装置直接进入原料油罐（V-201），经原料油泵（P-201AB）升压后，通过原料油一中段油换热器（E-212AB）、原料油-循环油浆换热器（E-202AB）、原料油-反

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应进料换热器（E-224AB）加热至240℃左右进入轻油分馏塔拔出轻燃油，从塔底抽出经原料油-反应进料换热器（E-224AB）并与从重油分馏塔来的回炼油混合后分六路经原料油雾化喷嘴进入重油提升管反应器（R-101A），与高温催化剂接触进行原料油的升温、汽化及反应。反应后的油气与待生催化剂在重油提升管出口由粗旋风分离器迅速分离后经升气管密闭进入重油单级旋风分离器，再进一步除去携带的催化剂细粉后进入重油分馏塔（T-201A）。

重油分馏塔塔顶油气经冷凝冷却后进入油气分离器（V-203A），分离出的轻油与延迟焦化装置来的轻油混合后分四路经轻油雾化喷嘴进入轻油提升管反应器（R-101B），与高温催化剂接触进行轻油的升温、汽化及反应。反应后的油气与待生催化剂在提升管出口经粗旋风分离器迅速分离后，由升气管软连接进入沉降器内轻油单级旋风分离器，再进一步除去携带的催化剂细粉后离开沉降器，进入轻油分馏塔（T-201B）。

积碳的待生催化剂自粗旋料腿及沉降器单级旋风分离器料腿落入汽提段，在此与蒸汽逆流接触以汽提催化剂所携带的油气。汽提后的催化剂沿待生立管下流，经待生塞阀，待生催化剂分配器进入再生器（R-102），在再生器内与向上流动的主风逆流接触，完成催化剂的烧焦再生。再生催化剂经再生立、斜管及再生滑阀分别进入重油、轻油提升管反应器底部，在干气和蒸汽的提升下，完成催化剂加速、分散过程，然后与雾化原料接触。

为防止原料油中所含重金属对催化剂造成污染，设置金属钝化剂

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加注系统。桶装金属钝化剂先经化学药剂吸入泵（P-102）打进化学药剂罐（V-116AB），然后由化学药剂注入泵（P-101AB）连续注入至重提升管的原料油混合器前。

再生器烧焦所需的主风由主风机提供，主风自大气进入主风机（C-101），升压后经主风管道，辅助燃烧室（F-101）及主风分布管进入再生器。

再生器产生的烟气先进7组两级旋风分离器分离催化剂，再经三级旋风分离器（CY-104）进一步分离催化剂细粉后进入烟气轮机（EP-101）膨胀做功以驱动主风机（CY-101），从烟气轮机出来的烟气进入余热锅炉（B-401）进一步回收烟气的热能，烟气温度降至180℃以下，最后经烟囱（SK-401）排入大气。

开工时或当烟机停运时，主风由备用主风机（C-102）提供。此时，再生烟气经三级旋风分离器分离催化剂后由双动滑阀（SV-109）及降压孔板（V-114）再进入余热锅炉（B-401）。

开工用的催化剂由冷催化剂罐（V-101）或热催化剂罐（V-103）用非净化风输送至再生器，正常补充催化剂可由催化剂小型加料线输送至再生器。CO助燃剂由助燃剂加料斗（V-110）、助燃剂罐（V-111），用非净化风经催化剂小型加料管线输送至再生器。

三、四级旋风分离器回收的催化剂进入催化剂储罐（V-105），用非净化风间断送至废催化剂罐（V-102），定期由槽车运出装置。 二、 分馏部分

1 、重油分馏塔部分

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由沉降器（R-101）重油旋风分离器出来的反应油气进入重油分馏塔（T-201A）底部，通过人字挡板与循环油浆逆流接触洗涤反应油气中携带的催化剂并脱过热，使油气呈―饱和‖状态进入重油分馏塔进行分馏。

重油分馏塔顶油气经重油分馏塔顶油气-热水换热器（E-203A～E）换热，再经重油分馏塔顶油气干式空冷器（A-204A～J）及重油分馏塔顶油气冷却器（E-205A～E）冷至40℃，进入重油分馏塔顶油气分离器（V-203A）进行气、油、水三相分离。分离出的粗轻油经重油分馏塔粗轻油泵（P-202AB）升压后进入轻油提升管反应器（R-101B）回炼。富气进入气压机（C-301），含硫的酸性水用重油分馏塔富气水洗泵（P-211AB）抽出，一部分作为富气洗涤水送至气压机出口管线，一部分进入重油分馏塔顶油气-热水换热器（E-203A～E）前，另一部分作为急冷水送至提升管反应器（R-101A）上部。

轻燃油自重油分馏塔（T-201A）和轻油分馏塔（T-201B）自流至轻燃油汽提塔（T-202），汽提后的轻燃油由轻燃油泵（P-206AB）抽出，经原料油-轻燃油换热器（E-211AB），轻燃油-富吸收油换热器（E-207）换热至180℃分两路，一路进入重油反应器（R-101A）回炼，另外一路经轻燃油-热水换热器（E-208A～D），轻燃油空冷器（A-209AB）冷却至60℃，再分成两路：一路作为产品出装置，另一路经贫吸收油冷却器（E-210AB）温度降至40℃送至再吸收塔（T-303）作再吸收剂。

回炼油自重油分馏塔自流至回炼油罐（V-202），经二中及回炼油

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泵（P-208AB）升压后分三路：一路与原料油混合进入重油提升管反应器（R-101A），另一路返回重油分馏塔（T-201A）作内回流，第三路经二中蒸汽发生器（E-214）发生中压蒸汽后作为二中段循环回流返塔。

重油分馏塔多余热量分别由顶循环回流、一中段循环回流、二中段循环回流及油浆循环回流取走。

顶循环回流自重油分馏塔（T-201A）第四层塔盘抽出，用重油分馏塔顶循环泵（P-204AB）升压，经原料油-重油分馏塔顶循环油换热器（E-201A～B）、重油分馏塔顶循环回流油-热水换热器（E-206A～F），温度降至80℃返回重油分馏塔第一层。

一中段回流油自重油分馏塔第二十一层抽出，经分馏一中段回流泵（P-207AB）升压后，经过稳定塔底重沸器（E-310AB）、原料油一中段油换热器（E-212AB）、重油分馏塔一中段回流油-热水换热器（E-217）换热，将温度降至180℃返回重油分馏塔第十六、十八层。

二中段自重油分馏塔三十四层抽出，经二中及回炼油泵（P-208AB）升压，通过二中蒸汽发生器（E-214）发生3.5MPa饱和蒸汽，将温度降至270℃返回塔第三十一层。

油浆自重油分馏塔底由循环油浆泵（P-209AB）抽出，先经原料油-循环油浆换热器（E-202AB），再由油浆蒸汽发生器（E-215AB）发生3.5MPa饱和蒸汽，将温度降至280℃后再分为两路。大部分作为上下返塔至重油分馏塔，小部分经产品油浆外甩泵（P-222AB）升压后再通过产品油浆冷却器（E-216AB）由热水冷却至90℃，作为产

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品油浆送出装置，或经冷却器（E-213A～D）紧急外甩至罐区。

为防止油浆系统设备及管道结垢，设置油浆阻垢剂加注系统，桶装阻垢剂先经化学药剂吸入泵（P-102）打进化学药剂罐（V-116AB），然后由化学药剂注入泵（P-101AB）连续注入循环油浆泵（P-209AB）入口管线上。

因原料油含硫量高，酸度较大，为防止管线腐蚀，设置了低温、高温缓蚀剂注入系统。低温缓蚀剂系统分别注入重油、轻油分馏塔顶油气管线，以减缓油气管线内的酸性气腐蚀问题。高温缓蚀剂系统分别注入重油、轻油分馏塔中段循环油泵入口管线，以减缓中段循环油管线内高温硫腐蚀。

1）桶装低温缓蚀剂先经低温缓蚀剂吸入泵（P-225）打进低温缓蚀剂罐（V-119A），然后由低温缓蚀剂注入泵（P-226AB）连续注入重油、轻油分馏塔顶油气管线。

2）桶装高温缓蚀剂先经高温缓蚀剂吸入泵（P-227）打进高温缓蚀剂罐（V-119B），然后由高温缓蚀剂注入泵（P-228AB）连续注入重油、轻油分馏塔中段循环油泵入口管线。

2、 轻油分馏塔部分

沉降器轻油旋风分离器出来的反应油气进入轻油分馏塔（T-201B）底部，通过人字挡板与塔底循环油逆流接触，洗涤反应油气中携带的催化剂并脱过热，使油气呈―饱和状态‖进入轻油分馏塔进行分馏。

轻油分馏塔顶油气经轻油分馏塔顶油气-热水换热器（E-218A～

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D），轻油分馏塔顶油气干式空冷器（A-219A～D）及轻油分馏塔顶油气冷却器（E-220AB），冷却至40℃,进入轻油分馏塔顶油气分离器（V-203B）进行气、油、水三相分离。分离出的粗轻油作为吸收剂经轻油分馏塔粗轻油泵（P-203AB）打入吸收塔（T-301）。富气进入气压机（C-301），含硫的酸性水用轻油分馏塔富气水洗泵（P-212AB）抽出，与重油分馏塔顶油气分离器（V-203A）分离出的酸性水混合,另一部分进入轻油分馏塔顶油气-热水换热器（E-218A～D）前。

轻油分馏塔多余热量分别由顶循环回流、中段循环回流及塔底循环回流取走。

顶循环回流自轻油分馏塔（T-201B）第四层塔盘抽出，由轻油分馏塔顶循环泵（P-205AB）升压后，再经原料油-轻油分馏塔顶循环油换热器（E-222A～D）、轻油分馏塔顶循环油-热水换热器（E-221AB）换热，温度降至110℃返回轻油分馏塔第一层。

中段回流油自轻油分馏塔第十七层抽出，经轻油分馏塔中段回流泵（P-215AB）升压，通过原料油-轻油分馏塔中段油换热器（E-223）换热，将温度降至180℃返回轻油分馏塔第十二、十四层。

塔底循环油自轻油分馏塔底由塔底循环油泵（P-213AB）抽出，经轻油分馏塔塔底油蒸汽发生器（E-225AB）发生3.5MPa饱和蒸汽。将温度降至280℃后再分为两路：一路作为上下返塔至轻油分馏塔，一路经原料油-反应进料换热器（E-224AB）换热，反应进料温度降至240℃进入重油提升管反应器（R-101A）。 三、 吸收稳定部分

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从分馏塔顶油气分离罐（V-203AB）来的富气混合后进入气压机（C-301）一段进行压缩，然后由气压机中间冷却器（E-314）冷却至40℃，进入气压机中间分离器进行气、液分离。分离出的富气再进入气压机二段，气压机二段出口富气与解吸塔顶气及富气洗涤水汇合后，先经压缩富气干式空冷器（A-301A～D）冷却，再与吸收塔底来的富吸收油汇合进入冷却器（E302A～D）进一步冷却至40℃后，进入气压机出口油气分离器（V-302）进行气、油、水三相分离。

经气压机出口油气分离器分离后的气体进入吸收塔（T-301）进行吸收，作为吸收介质的粗轻油及稳定轻油分别自第六层及第一层塔盘进入吸收塔，吸收过程放出的热量由两个中段回流取走。其中一中回流由吸收塔一中段循环泵（P-303）自第八层塔盘抽出升压，再经吸收塔一中回流油冷却器（E-303AB）冷却至40℃返回吸收塔第九层塔盘。二中回流油自第二十八层塔盘抽出，由二中段循环泵（P-304）升压，经吸收塔二中段回流油冷却器（E-304AB）冷却至40℃返回吸收塔第二十九层塔盘。

经吸收后的贫气送至再吸收塔（T-303），用轻燃油作吸收剂进一步吸收后，塔顶干气分为两路：一路分别至重油、轻油提升管反应器作预提升介质，一路至产品精制脱硫，作为制氢装置的原料气或工厂燃料气。

凝缩油由解吸塔进料泵（P-301AB）从气压机出口油气分离器（V-302）抽出分为两路：一路经解吸塔进料换热器（E-305）加热进入解吸塔（T-302）第十层，另一路直接进入解吸塔顶部，由解吸塔

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底重沸器提供热源，以解析出凝缩油中≤C2组分。解析塔重沸器由1.0MPa饱和蒸汽加热。脱乙烷轻油由解析塔底抽出，经稳定塔进料泵（P-305AB）升压后再经稳定塔进料换热器（E-307）与稳定轻油换热，送至稳定塔（T-304）进行多组份精馏。稳定塔底重沸器（E-310AB）由分馏塔一中段回流油提供热量。液化石油气从稳定塔顶馏出，经稳定塔顶油气干式空冷器（A-308A～F），稳定塔顶油气冷凝冷却器（E-309A～D）冷至40℃后进入稳定塔顶回流罐（V-303），然后经稳定塔顶回流油泵（P-306AB）抽出，一部分作为稳定塔顶回流，其余作为液化石油气产品送至产品精制脱硫。稳定轻油自稳定塔底先经稳定塔进料换热器（E-307）、解吸塔进料换热器（E-305）分别与脱乙烷汽油、凝缩油换热，再经稳定轻油-除盐水换热器（E-311AB）、稳定轻油干式空冷器（A-312AB）、稳定轻油冷却器（E-313AB）冷却至40℃，一部分至产品精制脱硫醇，另一部分由稳定轻油泵（P-307AB）加压后送入吸收塔作补充吸收剂。

气压机出口油气分离器（V-302）与液化气回流罐(V-303)分离出的酸性水自压至酸性水汽提装置处理。 四、 精制部分

1、 轻油脱硫醇部分

来自重油制烯烃装置的轻油首先经过轻油过滤器（FI-101AB）除去轻油中固体杂质，然后由轻油-空气混合器（MI-101）将氧化风混入轻油中，再进入轻油纤维膜反应器（FFC-101）顶部，与来自沉降分离罐（V -501）的循环碱液（含有催化剂）混合，并在其中完成轻

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油中硫醇的脱除反应，反应如下：

NaOH与H2S作用反应式：2NaOH+H2S→Na2S+2H2O NaOH不够时: NaOH+H2S→NaSH+H2O Na2S+H2S→2NaSH NaOH与RSH作用反应式：RSH+NaOH?RSNa+H2O NaOH再生反应式： 4RSNa+O2+2H2O→2RSSR+4NaOH 反应后的轻油（含尾气）和碱液在V-501中沉降分离，碱液自V-501底部排出，经碱液循环泵（P-501AB）循环使用。V-501顶部排出的轻油被注入活化剂后进入固定床反应器（R-501AB）。从固定床反应器下部排出的轻油进入油气分离罐（V-502），脱硫醇后轻油从油气分离罐（V-502）底部排出，经轻油增压泵（P-503AB）升压后进入轻油砂滤塔（V-504），过滤后注入防胶剂送至罐区。油气分离罐（V-502）顶部的尾气进入尾气水洗罐（V-709）水洗后送至重油制烯烃装置烟囱排放。

该部分设有新鲜碱液、防胶剂、活化剂配置系统。

由于循环碱液在脱除硫醇的反应中会生成水，稀释碱液浓度，并且催化剂在使用过程中也会失活，所以在循环碱液管线中设有催化剂注入器（MI-102），用于运行过程中的催化剂补充。设有新鲜碱液补充管线，用于间歇补充新鲜碱液。

2、 干气及液化石油气脱硫部分

液化石油气自重油制烯烃装置来，经液化石油气缓冲罐（V-601）缓冲后，由液化石油气进料泵（P-601AB）送入液化石油气脱硫抽提

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塔（T-601），用来自酸性水汽提及硫磺回收装置浓度为25%的复合甲基二乙醇胺（MDEA）溶液进行抽提，塔顶脱硫后的液化石油气自压至液化石油气脱硫醇部分。

干气自重油制烯烃装置来，经干气分液罐（V-602）分离凝缩油后进入干气脱硫塔（T-602），与浓度为25%的复合甲基二乙醇胺（MDEA）溶液逆向接触，干气中的硫化氢和部分二氧化碳被溶剂吸收，塔顶净化干气送至干气制氢装置。

干气及液化气脱硫过程反应如下： 脱除H2S：

H2S+2HOCH2CH2NH2?(HOCH2CH2NH3)2S(硫化铵盐) (OHCH2CH2NH3)2+H2S?2(HOCH2CH2NH3)HS(酸式硫化铵盐) 脱除CO2：

2HOCH2CH2NH2+CO2+H2O?(HOCH2CH2NH3)2CO3(酸式铵盐) (HOCH2CH2NH3)2CO3+CO2+H2O?2(OHCH2CH2NH3)HCO3(酸式碳酸铵盐)

液化石油气脱硫抽提塔（T-601）和干气脱硫塔（T-602）的塔底富液合并后进入酸性水汽提及硫磺回收装置溶剂再生部分进行再生。

干气进脱硫塔前，设置干气分液罐（V-602），尽量减少凝液带入溶剂系统，减轻干气脱硫塔（T-602）溶剂发泡。

3、液化石油气脱硫醇部分

脱硫后的液化石油气首先经过液化石油气过滤器（FI-301AB）除去液化石油气中固体杂质，然后进入一级硫醇抽提反应器（FFC-301）

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顶部，与一级碱液沉降罐（V-701）的循环碱液在（FFC-301）中反应，脱除液化石油气中的部分硫醇。反应后的液化石油气和碱液在沉降罐（V-701）中沉降分离，经（V-701）底部排出的碱液部分，部分进入碱液再生系统。

液化石油气从（V-701）顶部出来进入二级硫醇抽提反应器（FFC-302）顶部，与二级碱液沉降罐（V-702）的循环碱液在（FFC-302）中沉降分离。（V-702）底部排出的碱液通过二级碱洗泵（P-702AB）循环使用，正常生产中间断补入（V-702）少量新鲜碱液经过二级脱硫醇后，液化石油气的硫醇含量可达到指标要求。

液化石油气自（V-702）顶部出来进入水洗纤维液膜反应器（FFC-303），与来自水洗沉降罐（V-703）底部的循环洗涤水在（V-703）中接触，将液化石油气中可能夹带的微量碱除去，在（V-703）中液化石油气和水被分离，洗涤水通过水洗泵（P-703AB）循环使用。水洗过程需要的补充水来自除盐水系统管网，进入循环管线前先经过除盐水过滤器（FI-302）过滤。

从液化石油气一级碱洗沉降罐（V-701）底部经界位控制排出的碱液，先由碱液加热器（E-701）加热到55℃左右，再依次经催化剂注入器（MI-302）注入催化剂，经碱液空气混合器（MI-301）配入氧化用空气后进入碱液氧化塔（T-701）底部，在氧化塔内完成硫醇钠转化为二硫化物的反应过程。氧化后碱液从塔顶部流出，进入二硫化物分离罐（V-704）分离二硫化物，二硫化物从顶部收集后排入二硫化物收集罐（V-707），用二硫化物泵（P-705）送至轻油放空罐（V-512），

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碱液从二硫化物分离罐（V-704）罐底流出经过碱液冷却器（E-702）冷却到40℃进入碱液反抽提反应器（FFC-304），与反应器顶进入的溶剂油混合，脱除碱液中的二硫化物。碱液反抽提沉降罐（V-705）分离出的碱液经由再生碱液泵（P-706AB）和碱液过滤器（FI-304AB）循环使用。溶剂油从罐顶溶剂循环泵（P-707AB）抽出送入碱液反抽提反应器（FC-304）循环使用。（V-704）脱汽包出来的尾气经压控阀进入尾气水洗罐（V-709）中，水洗后送至重油制烯烃装置烟囱排放。

氧化风由空气压缩机供应，经过空气过滤器（FI-401AB）过滤后分别供应轻油脱硫醇，液化石油气脱硫醇部分及装置内吹扫。

再生部分需要的溶剂（该装置精制轻油）通过溶剂过滤器（FI-305AB）补入反抽提反应器（FFC-304），溶剂在（V-705）循环使用，部分含硫溶剂需排入溶剂沉降罐（V-508）中经沉降分离后排至轻油放空罐（V-512）。

轻油放空罐（V-512）收集装置内不合格轻油，轻污油，安全阀泄放轻油及溶剂油。罐内轻油通过碱液泵（P-507A）间断送出装置。 五、 产汽系统、余热锅炉、低温热回收部分

1、产汽系统及余热锅炉

自系统管网来的除盐水经稳定轻油-除盐水换热器（E-311AB）换热后送入除氧器除氧，除氧水经锅炉给水泵加压后，先进余热锅炉（B-401）省煤器预热，然后分别送至外取热中压汽水分离器（V-401），油浆中压汽水分离器（V-402）二中中压汽水分离器（V-403）和塔底循环油中压汽水分离器（V-404）。外取热器（R-103）、循环油浆蒸汽

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发生器（E-215AB）、二中蒸汽发生器（E-214）和塔底循环油蒸汽发生器（E-225AB）所产的中压饱和蒸汽，一起在余热锅炉过热段过热，一部分供气压机的蒸汽轮机使用，其余部分送出装置。

装置开工时用的中压过热蒸汽由工厂动力站供给，开工用的1.0MPa蒸汽也由动力站（或中压蒸汽减压）供给，为了保证装置生产的安全可靠性，在中压蒸汽管网与低压蒸汽管网之间设置了减温减压器（DT-401），作用是控制中压管网压力。

自烟气轮机来的再生烟气正常情况下进余热锅炉（B-401），温度降至180℃后排至烟囱。余热锅炉投入运行前或故障时再生烟气可经旁通线排至烟囱。

2、低温回收

正常情况下，利用重油、轻油两分馏塔顶油气、顶循环油及重油分馏塔一中段油、轻燃油等加热60℃热水至113℃，可长期作为气体分馏装置的热源。若该热水使用后温度高于60℃则需要经热水冷却器（E-401AB）冷却至60℃。经热水泵（P-401AB）升压后再回到装置取热并加热，形成闭路循环。为保证送往气体分馏装置的热水温度，设置了热水加热器（E-402），可根据生产需要利用富余的低压蒸汽将热水加热至115℃，若水量不足，可由除氧水补充。

第三节 装置物料平衡及主要设备介绍

一、原料及产品的主要技术规格

1、原料油

装置设计加工原料为重质油，其主要性质见下表

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分析项目 密度（20℃） 残炭 粘度（80℃） 单位 g/cm3 Wt% mm2/s 初馏点 5% 10% 20% 重质原料 0.9473 6 322 352 381 402 428 453 506 1.0 备注 32

馏程 30% 40% 50% 55% 干点 四组分分析 饱和烃 芳烃 胶质 沥青质 S N C H

Wt% Wt% Wt% Wt% Wt% Wt% Wt% Wt%

金属含量，ppm Ni+V Cu Fe NaCl

2、产品性质

25.4 60～100 1）干气、液化气组成（计算值）见下表 序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13

组份 H2 N2 H2O CO2 O2 H2S C10 C20 C2= C30 C3= nC40 iC40 干气（V%） 41.142 13.065 0.67 2.411 0.48 2.43 15.28 6.227 16.144 0.182 1.925 0.002 0.019

液化石油气（V%） 0 0 0.013 0 0 0.942 0 0.388 0.073 8.176 39.376 4.405 14.246 备注 33

14 15 16 17 18 19

nC4= iC4= cC4= tC4= ≥C5 合计 0.004 0.001 0.001 0 0.017 100 6.556 8.314 13.032 1.983 2.5 100 2）稳定汽油、轻燃油、油浆性质（预测）见下表

项目 比重g/cm3 运动粘度（20℃）mm2/s 凝点℃ 辛烷值RONC 闪点℃ 十六烷值 诱导期，min 馏程℃ HK 10% 50% 90% 95%

稳定轻油 0.75 ≥93 >480 35.3 50.9 99.4 166.1 197.7

轻燃油 0.939 6 0 55 ～25 198.3 257.9 337.5 353.7 油浆 1.01 10（90℃） 40 385 445 569 718 34

烯烃含量，V% 硫含量，W% ≯30 0.072 0.9 3.5 3、精制岗位原料及产品性质 1）原料性质 （1）稳定轻油

原料类型 密度，Kg/m3 硫化氢含量，ppm(wt) 硫醇含量，ppm(wt)

（2）液化石油气

原料类型 密度，Kg/m3 硫化氢含量，ppm(wt) 硫醇硫含量，ppm(wt)

（3）干气

原料类型 密度，Kg/m3 硫化氢含量,V% 二氧化碳含量,V%

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稳定轻油 715 ～80 ～400 液化石油气 530 3932 ～500 干气 0.92 3.306 3.557

2）产品性质 序号 1 名称 精制轻油 主要技术指标 硫醇硫含量≤100ppm, 铜片腐蚀实验：≯1级， 博士实验合格 2 净化干气 硫化氢含量<20mg/Nm3 3

二、装置物料平衡（见下表） 装置规模 装置年开工8000小时 时数 处理量，吨/125吨/时 时 轻油回炼量 轻油回炼比 外来轻油

去向 至成品罐区 至干气制氢装置或燃料气管网 精制液化石油气 硫醇硫：≤10ppm 至气体分馏装置 100万吨/年 51.25吨/时（自产） 1（全回炼） 13.125吨/时，来自延迟焦化装置 重油管反应器 轻油管反应器 WtKg/h Wt%

装置物料平衡 Kg/h Wt% 万吨/年 36

Kg/h

% 干气 液化石油气 轻油 轻燃油 油浆 焦炭 损失 合计 3 18 41 22 6 9.5 0.5 3750 22500 51250 27500 7500 11875 625 3.53 17.9 69.2 7.2 0 2.17 0 100 2272 11523 44548 4635 0 1397 0 64375 6022 34023 44548 32135 7500 13272 625 138125 4.36 24.63 32.25 23.27 5.43 9.61 0.45 100 4.82 27.22 35.64 25.71 6 10.62 0.5 110.5 100 125000 精制装置物料平衡

1、轻油脱硫醇部分

项目 1. 轻油 其中：硫化氢 硫醇硫 入方 2. 30%碱液 3. 水 合 计 1. 轻油 其中：硫醇硫 出方 2. 碱渣 合 计

Kg/h 47711 3.82 19.08 14.25 28.5 47753.75 47707 0.45 46.8 47753.75 t/a 381688 30.54 152.68 114 228 382030 381565 3.63 374 382030 37

2、干气及液化石油气脱硫部分

项目 1.液化石油气 其中：硫化氢 2.干气 其中：硫化氢 二氧化碳 入方 3.贫液 其中：硫化氢 二氧化碳 MDEA 合计 1.液化石油气 其中：硫化氢 2.净化干气 其中：硫化氢 二氧化碳 出方 3.富液 其中：硫化氢 二氧化碳 MDEA 合计

Kg/h 31753 202.98 9875 509.80 709.81 60905 20.82 32.71 15226.25 102533 31440 0.31 9243 0.18 475.64 61850 733.11 266.85 15226.25 102533 t/a 254024 1623.84 79000 4078.40 5678.48 487240 166.54 261.7 121810 820264 251520 2.48 73944 1.44 3805.12 494800 5864.86 2135.06 121810 820264 38

3、液化石油气脱硫醇部分

项目 1.液化石油气 其中：硫化氢 硫醇 入方 2.30%碱液 3.水 合计 1.液化石油气 其中：硫化氢 硫醇 出方 2.碱渣 3.二硫化物 合计 三、主要设备选型及工艺计算总汇

1、主要设备选型 1） 反应-再生部分 （1）提升管反应器

R-101A重油提升管，采用折叠式提升管，分为两段，下段为预提升段，上段为进料及反应段，预提升段钢内径为Φ1800mm，内衬150mm隔热耐磨衬里；反应段钢内径为Φ1150mm，内衬100mm隔热耐磨衬里。提升管反应器进料设1排6只高效原料油雾化喷嘴，1

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Kg/h 31440 0.31 15.35 4.81 9.62 31454.43 31425 0 0.29 14.37 15.06 31454.43 t/a 251520 2.45 122.8 38.48 76.95 251635.43 251400 0 2.32 114.95 120.48 251635.43

排4只高效轻燃油/回炼油浆雾化喷嘴（轻燃油/回炼油浆喷嘴各两只），出口采用两组粗旋风分离器。

R-101B轻油提升管：采用折叠式提升管，分为三段，下段为预提升段，中段为进料及反应段，上段为催化剂分流区及出口端。预提升段钢内径Φ1500mm，内衬150mm隔热耐磨衬里；反应段钢内径为Φ1200mm，催化剂分流区钢内径Φ2000mm，内衬100mm隔热耐磨衬里。出口段钢内径为Φ800mm，内衬100mm隔热耐磨衬里，设1排4只轻油进料雾化喷嘴。出口采用1组粗旋风分离器。

轻油提升管设置自循环管，接力管各一套，用于将催化剂分流区的较低温催化剂分别回流至轻油提升管、重油提升管底部，降低两提升管预提升段温度 。自循环管钢内径为Φ700mm，内衬100mm隔热耐磨衬里。接力管内径为Φ800mm，内衬100mm隔热耐磨衬里。

（2）沉降器及汽提段

沉降器R-101置于再生器R-102之上，直径为Φ7200mm,内衬100mm无龟甲网衬里，重油油气系统采用4组高效单级旋风分离器，轻油油气系统采用1组高效单级旋风分离器，两套旋分系统相互独立。

重油、轻油系统共用汽提段，汽提段直径Φ3200mm，设12层改进型人字挡板，整个汽提段插入再生器中，外衬100mm隔热耐磨衬里。

（3）再生器

采用大、小筒结构，稀相直径Φ11300mm，密相直径Φ8400mm，

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