延迟焦化装置岗位操作法.doc

160万吨/年延迟焦化装置岗位操作法中石化青岛石油化工有限责任公司一联合车间2009年8月前 言青岛石化160万吨/年延迟焦化装置是由中国石化洛阳石油化工工程公司总包，中国石化第十建设公司施工安装。该工程于2008年11月破土动工，2009年9月将完成工程项目的中交，并将于2009年11月投产。装置是由焦化部分、分馏部分、吸收稳定部分、吹汽放空部分、水力除焦部分、切焦水闭路循环部分、冷焦水密闭处理部分、干气脱硫及液化气脱硫、脱硫醇部分组成。装置采用dcs控制，设计循环比为0.3，在加工高酸原油时设计生焦周期24小时；掺炼燃料油时由于生焦量较大，设计生焦时间为18小时。为保证装置的正常开工，优化装置操作，编者在延迟焦化装置技术问答的基础上，并根据160万吨/年延迟焦化装置基础设计情况编写了本岗位操作法。由于部分设计资料和设备资料未到，有待进一步补充完善。本书编辑时间仓促，编者水平有限，不妥之处敬请谅解。编者：王志军、曲杰、张万河、林肖 一联合车间2009年8月编制说明1 适用范围本操作法规定了延迟焦化装置反应、分馏、吸收稳定、干气脱硫及液化气脱硫、脱硫醇、吹汽放空、冷焦水密闭处理和水力除焦等单元的正常操作、产品质量控制、事故处理、单体设备操作等方面的内容。本操作法适用于青岛石油化工有限责任公司160万吨/年延迟焦化装置。2 规范性引用文件下列标准所包含的条文，通过在本标准中引用而构成本标准的条文。本标准出版时，所示版本均为有效。所有标准都会被修订，使用本标准的各方应探讨使用下列标准最新版本的可能性。gb/t1.12000 标准化工作导则，第一部分：标准的结构和编写规则。gb31011993 有关量、单位和符号的一般原则。 国务院关于工厂安全卫生规定。3 术语和定义下列术语和定义适应于本操作法。3.1 生焦周期指一台焦炭塔从切换生产到切换处理期间所用的时间。3.2 急冷油用于控制焦炭塔顶油气温度的油品，一般选用焦化轻、重蜡油作为焦炭塔急冷油。焦炭塔注急冷油可防止油气线结焦和焦炭塔泡沫层带入分馏塔。本装置的急冷油为重蜡油。3.3 循环比循环比是指循环油质量流量与新鲜原料质量流量之比。3.4 甩油 甩油是指焦炭塔正常预热过程中被冷凝下来的凝缩油，甩油冷却后可直接出装置或进入装置内污油罐，也可以不出装置进分馏塔或原料罐回炼。3.5 生产塔维持正常进料的焦炭塔称之为生产塔。3.6 处理塔切断进料后需进行冷焦、切焦和预热等处理的焦炭塔称之为处理塔。3.7 安全空高焦炭塔的安全空高一般为焦炭塔切线高度与塔内泡沫层顶部的距离，一般安全空高要7米。目录第一章 装置概况11装置简介12装置组成13装置能力14装置的主要产品及去向15工艺流程简介16主要工艺参数和产品指标47主要设备选型138装置消耗及能耗15第二章 装置的开停工221装置全面检查222公用工程投用方案263装置贯通、吹扫方案284装置试压气密方案505系统置换546蜡油渣油开工方案557装置正常停工628装置紧急停工72第三章 岗位操作法731加热炉系统732焦炭塔系统853分馏系统964吸收稳定系统1085脱硫、脱硫醇系统1126产品质量调节116第四章 设备操作法1211辐射泵p102a/b正常操作与维护1212离心泵的操作1253蒸汽往复泵操作1294计量泵操作法1325换热器（冷却器）操作法：1336空冷器操作法1347螺杆泵1348屏蔽泵操作规程1389气压机岗位操作法140第五章 水力除焦岗位操作法1541除焦机械设备组成:1542除焦原理1543系统布置1544工艺流程1565主要设备技术参数1566岗位操作177第六章 安全技术规程1951“三废”处理方案1952安全卫生1963开工过程hse管理1974消防安全设施的使用2045有害气体防护2056放射性防护2067环保管理2068紧急事故处理207附录： 主要设备明细221青岛石化160万吨/年延迟焦化装置岗位操作法第一章 装置概况1.装置简介160104t/a延迟焦化装置是由中国石化洛阳石油化工工程公司设计，原料为常减压装置来的减压渣油。采用可灵活调节循环比工艺流程。2.装置组成延迟焦化装置是由焦化部分、分馏部分、吸收稳定部分、吹汽放空部分、水力除焦部分、切焦水闭路循环部分、冷焦水密闭处理部分、干气脱硫及液化气脱硫、脱硫醇部分组成。3.装置能力装置规模为160104t/a，循环比0.3，年开工时间8400小时。操作弹性60110%。加工高酸原油时实际进料量为152.15万吨/年，掺炼重油时实际进料量为159.05万吨/年。由于本装置两工况下的原料性质有较大差别，同时受焦炭塔高度的限制，在加工高酸原油时设计生焦周期24小时；掺炼燃料油时由于生焦量较大，设计生焦周期为18小时。4.装置的主要产品及去向装置焦化部分的产品为：干气、液化石油气、焦化汽油、焦化柴油、焦化蜡油和石油焦。产品去向： 干 气 去燃料气管网；液化石油气 去气体分馏装置；焦化石脑油 去100吨/年汽柴油加氢精制装置；焦化柴油 去100吨/年汽柴油加氢精制装置和60吨/年柴油加氢精制装置；焦化蜡油 去催化裂化装置；石 油 焦 出厂销售。5.工艺流程简介5.1焦化部分自常减压装置来的减压渣油(150)首先经过原料油一柴油及回流换热器(e101ad)，进入原料油缓冲罐(v101)，然后由原料油泵(p101ab)抽出，经原料油一中段回流换热器(e102ab)、原料油一轻蜡油换热器(e103ab)、原料油一重蜡油及回流换热器(e104)、原料油一循环油及回流换热器(e105a/d)换热后与分馏塔底循环油混合，328进入加热炉进料缓冲罐(v102)，然后由辐射进料泵(p102ab)送入焦化加热炉(f101)，加热到500经过四通阀进入焦炭塔(t101ab)。原料及循环油在焦炭塔内进行裂解和缩合反应，生成焦炭和油气。高温油气自焦炭塔顶至分馏塔下段，经过洗涤板从蒸发段上升进入蜡油集油箱以上分馏段，分馏出富气、汽油、柴油、轻蜡油和重蜡油馏份；焦炭聚结在焦炭塔内。5.2分馏部分 循环油自焦化分馏塔底抽出，经循环油及回流泵(p109ab)升压后分为两部分，一部分返回到原料油进料线与渣油混合后进v102；一部分经换热器e105a/d换热后，作为回流返回焦化分馏塔人字挡板上部和塔底部。或再经冷却水箱e402后去污油罐区（该线正常时无量；循环油作锅炉燃料油时，需经该线去锅炉燃料油罐）。 重蜡油从蜡油集油箱中由重蜡油泵(p108ab)抽出，一部分作为内回流返回分馏塔；另一部分经e104、稳定塔底重沸器(e303)换热后分为两路。一路作为重蜡油上回流返回分馏塔，另一路经过重蜡油蒸汽发生器(e124)换热至170后再分为两路。一路作为急冷油至焦炭塔顶，另一路与轻蜡油汇合为混合蜡油。混合蜡油经低温水一混合蜡油换热器(e133a)冷却到120后，送至催化裂化装置；或经低温水一混合蜡油换热器(e133b)进一步冷却到80送至罐区。 轻蜡油从分馏塔自流进入轻蜡油汽提塔(t103)，塔顶油气返回焦化分馏塔，塔底油由轻蜡油泵(p107ab)抽出，经e103ab、轻蜡油蒸汽发生器(e123)、与重蜡油汇合为混合蜡油。混合蜡油流程同上所述。 中段回流由中段回流泵(p106ab)抽出，经e102ab、解吸塔底重沸器(e302)后，返回分馏塔。 柴油由柴油泵(p105ab)抽出后，一部分作为内回流返塔，一部分经e101a/d、柴油蒸汽发生器(e122)冷却至170后再分为两路，一路作为上回流返回分馏塔，另一路经过除氧水一柴油换热器(e121ab)、柴油吸收剂一柴油换热器(e106)、低温水一柴油换热器(e132ab)冷却至100。一路作为热出料分别送至加氢精制和柴油加氢，另一路经柴油空冷器(e143ab)冷却到50后，再由柴油吸收剂泵(p110ab)升压后经柴油吸收剂冷却器(e112ab)冷到40，作为吸收剂进入再吸收塔(t303)；或冷却到50后作为冷出料至罐区。 分馏塔顶循环回流由顶循回流泵(p104ab)抽出，一部分作为内回流返回分馏塔，另一部分经低温水一顶循换热器(e131ab)冷却到95后返塔。 分馏塔顶油气(112)经焦化分馏塔顶空冷器(e141a/h)、焦化分馏塔顶水冷器(e1lla/d)冷却到40，与来自100万吨/年汽柴油加氢精制装置分馏塔、稳定塔的酸性气和稳定塔顶液态烃抽出液混合进入分馏塔顶油气分离罐(v103)，进行油、气、水三相分离。粗汽油由汽油泵(p103ab)送至吸收塔(t301)顶部。富气至富气压缩机(c201)升压。 压缩机级间冷却产生的含硫污水和富气洗涤产生的含硫污水送至分馏塔顶油气分离罐(v103)，然后经含硫污水泵(pll1ab)与接触冷却塔顶含硫污水和稳定塔顶产生的含硫污水汇合出装置。5.3吸收稳定部分 富气经过压缩升压，与解吸塔顶油气、除盐水(富气洗涤)混合。经过富气空冷器(e321ab)后与吸收塔底汽油混合进入混合富气冷却器(e311ab)冷却到40后，进入压缩机出口油气分离罐(v301)进行气液分离。 分离出来的气体进入吸收塔(t301)下部；分离出来的凝缩油经解吸塔进料泵(p301ab)进入解吸塔(t302)顶部。粗汽油由汽油泵(p103ab)送至吸收塔(t301)顶部作为吸收剂。稳定汽油经稳定汽油泵(p306ab)送至吸收塔(t301)顶部作为补充吸收剂。吸收塔设置1个中段回流取热。 解吸塔中段重沸器(e301)由稳定塔底油供热。解吸塔底重沸器(e302)由分馏塔中段回流供热，塔底温度为148。解吸塔底脱乙烷汽油经稳定塔进料泵(p302ab)送至稳定塔中部。 稳定塔顶气经稳定塔顶空冷器(e323a/d)、稳定塔顶冷却器(e314ab)冷凝冷却到40后，进入稳定塔顶回流罐(v302)。分离出的液化石油气由液化石油气泵(p307ab)抽出，一部分作为稳定塔顶回流，一部分送至脱硫部分。塔底重沸器(e303)由焦化分馏塔来的重蜡油供热。塔底出来的稳定汽油经解吸塔中段重沸器(e301)、低温水一稳定汽油换热器(e305ab)、稳定汽油空冷器(e322ab)，稳定汽油冷却器(e315ab)冷却到40后分两路，其中一路作为稳定汽油出装置，另一路经稳定汽油泵(p306ab)送回吸收塔作补充吸收剂。 吸收塔顶部出来的贫气进入再吸收塔(t303)底部，用柴油吸收剂再次吸收，以回收贫气携带出来的汽油组分。再吸收塔底富吸收油返回分馏塔(t102)，塔顶干气送至脱硫部分。5.4吹汽放空部分 焦炭塔吹汽、冷焦时产生的大量蒸汽及少量油气进入接触冷却塔(t401)洗涤，洗涤后重质油用接触冷却塔底泵(p402ab)打至接触冷却塔底冷却水箱(e402ab)冷却至80，一部分作冷回流返回t401项部，一部分送至罐区；塔顶蒸汽及轻质油气经接触冷却塔顶空冷器(e403a/l)、接触冷却塔顶水冷却器(e401a/d)后，进入接触冷却塔顶油气分离罐(v401)，分出的污油由污油泵(p40lab)送至罐区。接触冷却塔含硫污水与其它含硫污水(包括主分馏塔顶、压缩机级间冷却和富气洗涤产生的含硫污水)汇合出装置。5.5冷焦水部分 自焦炭塔来的冷焦水自流到冷焦水缓冲罐(v501)，然后由冷焦水泵(p50lab)抽出，送至除油器(v505a/d)进行油水分离。分出的水相经空冷(e501a/h)冷却后进冷焦水储罐(v502)储存、回用；油相(含90的水)再经沉降罐(v503ab)沉降隔油后，污油进入污油收集罐(v504)，水由泵送到冷焦水储罐(v502)回用。5.6干气脱硫及液化石油气脱硫、脱硫醇部分 来自吸收稳定部分的焦化干气与来自100万吨年汽柴油加氢装置的低分气混合，由干气冷却器(e601)冷却后，经干气分液罐(v601)分离出气体中携带的凝液和细小液滴后进入干气脱硫塔(t601)下部。在塔内气体和自塔上部进入的贫胺液逆流接触，贫胺液由贫液泵(p607ab)提供，贫胺液的量由流量控制阀调节。气体中的硫化氢和mdea发生反应随富胺液自塔底流出至溶剂再生装置。净化干气自塔顶流出，经干气胺液回收器(v602)除去可能携带的胺液，经压力控制阀后进入燃料气管网。 来自吸收稳定部分的液化气进入液化石油气脱硫抽提塔(t602)下部。在塔内液化气和自塔上部进入的贫胺液逆流接触，贫胺液由贫液泵(p608ab)提供，液化气中的硫化氢被胺液吸收并随胺液自塔底流出，与干气脱硫塔底富液汇合至溶剂再生装置，贫胺液的量由流量控制阀调节。净化液化气自塔顶流出经液化石油气胺液回收器(v603)沉降脱除可能携带的胺液后，至液化气脱硫醇。 脱硫后的液化石油气经液化石油气过滤器(f601ab)过滤后，从液化石油气一级碱洗沉降罐(v604)上部进入液化石油气一级碱洗接触器(ffc601)，在纤维膜的表面液化石油气与自液化石油气二级碱洗沉降罐 (v605)来的催化剂碱液接触，使其中含有的少量硫化氢以及硫醇被催化剂碱液抽提出来。之后液化石油气和催化剂碱液依靠重力在液化石油气一级碱洗沉降罐(v604)中沉降分离。为保证液化气中的硫醇脱除至满意的效果，串级设置两台碱洗接触器。脱除了硫化氢及硫醇的液化石油气从液化石油气一级碱洗沉降罐(v604)的顶部流出，从上部进入液化石油气二级碱洗接触器(ffc602)，在纤维膜的表面液化石油气与再生后的碱液接触，进一步脱除硫醇，经液化石油气二级碱洗沉降罐(v605)沉降聚结分离后，进入液化石油气水洗接触器(ffc603)与除盐水接触，使液化石油气中的溶解性杂质溶于水中。从液化石油气水洗沉降罐(v606)顶出来的精制液化石油气至罐区。分离后的水洗水经液化石油气水洗泵(p602ab)增压后循环使用；除盐水经除盐水过滤器(f602ab)过滤后，由除盐水泵(p603)间断加入至水洗沉降罐，含油污水间断排出。 从液化石油气一级碱洗沉降罐(v604)底出来的催化剂碱液经碱液加热器(e602)加热至60并与一定量的空气混合后进入氧化塔(t603)，在催化剂的作用下，碱液中的硫醇钠被空气氧化为二硫化物，碱液得到再生。再生后的催化剂碱液经二硫化物分离罐(v607)分离出二硫化物，经碱液冷却器(e603)冷却至40后，从碱液再生沉降罐(v608)上部进入碱液再生接触器(ffc604)，在纤维膜的表面催化剂碱液与石脑油接触，使催化剂碱液中的少量二硫化物被石脑油抽提出来。石脑油作为抽提溶剂经石脑油循环泵(p605ab)循环使用，部分含硫石脑油外甩出装置，同时补充少量新鲜的石脑油，以控制抽提溶剂的总硫含量。再生后的催化剂碱液经碱液循环泵(p604ab)送至液化石油气二级碱洗接触器(ffc602)循环使用。 来自溶剂再生装置的贫液进入溶剂缓冲罐(v616)，经贫液泵(p607ab)升压后送至干气脱硫塔(t601)；经贫液泵(p608ab)升压后送至液化石油气脱硫抽提塔(t602)。本部分设置催化剂碱液配置及加入系统。6.主要工艺参数和产品指标6.1原料性质 根据全厂总流程的安排延迟焦化装置加工原料为高酸原油（马利姆-多巴混合原油）的减压渣油，同时考虑掺炼含硫燃料油工况（常减压装置加工100104t/a含硫燃料油）。焦化装置吸收稳定部分除了处理装置产生的焦化富气外，还处理来自新建100104t/a加氢精制装置的酸性气和抽出液。装置加工的减压渣油主要性质见表6-1。表6-1 原料性质 项目减压渣油（高酸油工况）减压渣油（掺炼重油工况）密度，g/cm3（20）0.9837粘度，mm2/s（80）2701粘度，mm2/s（100）733.7凝点，28闪点（开口），329残炭，wt%15.819.9灰分，wt%0.114总酸值，mgkoh/g1.14四组分，wt%饱和烃21.3芳烃38.0胶质37.2沥青质3.5元素分析，wt%碳87.13氢11.32硫0.641.34氮0.60金属分析，g/gal3.8ca278cu0.1fe25.2mg17.9na37.6ni36.7pb2.4v41.8气相色谱馏程，初馏点1145%48510%52130%57140%584备注：原料性质数据来自马利姆-多巴混合原油减压渣油延迟焦化中型试验报告，中国石化集团公司石油化工科学研究院，2006.7。表6-2 其他原料性质表项目新加氢酸性气新加氢抽出液备注流量，kg/h5072086温度，4040压力，mpa(g)0.20.5分子量32.8870.39组成，v%h2o1.000.15h2s4.281.13nh30.610.1h221.360.14ch415.580.70c2h610.391.89c3h820.5011.52ic4h1012.1016.26nc4h1010.9519.76c5+3.23nbp48-nbp21748.356.2产品性质6.2.1干气表6-3 干气性质组成mol%组成mol%h2o0.6858nc40.092h218.3468ic40.0251h2s0.001c4-0.0583c158.1022nc50.0605c218.8463ic50.012c2-2.5153nc5-0.0c30.6873nc60.0028c3-0.5646分子量16.884注：净化后h2s20mg/m3。6.2.2液化石油气表6-4 液化石油气性质组成mol%组成mol%h2o0.0000nc420.2829h20.0000ic47.1895h2s0.0002c4-15.0723c10.0000nc50.0393c20.2707ic50.1643c2-0.0008nc5-0.0131c339.9506nc60.0000c3-17.0102分子量49.338注：精制后硫醇10ppm，铜片腐蚀不大于1级。6.2.3焦化汽油性质表6-5 焦化汽油性质项目数值项目数值密度（20），g/cm30.7354元素分析，w%折光指数（20）1.4174c85.44酸度，mgkoh/100ml6.2h14.22实际胶质，mg/100ml13s0.24碱性氮，g/g115n204诱导期，min433馏程，铜片腐蚀（50，3h）3a级ip43mon60.25%64ron61.210%76溴价，gbr/100ml80.330%99pona，w%50%120链烷烃43.9270%142环烷烃9.5590%160烯烃34.9395%166芳烃11.60ep1766.2.4焦化柴油性质表6-6 焦化柴油性质项目数值项目数值密度（20），g/cm30.8418元素分析，wt%折光指数（20）1.4721c86.21运动粘度，mm2/sh13.20203.980s0.36502.377n0.13酸度，mgkoh/100ml7.2馏程，实际胶质，mg/100ml192ip174碱性氮，g/g8615%193闪点（闭口），7010%203凝固点，-1630%236苯胺点，57.550%265铜片腐蚀（50，3h）1a级70%293残炭，wt%0.1790%328溴价，gbr/100ml40.195%343十六烷值46.5ep354计算十六烷值47.1pona，wt%链烷烃31.0环烷烃36.8芳烃29.5胶质2.76.2.5焦化蜡油性质表6-7 焦化蜡油性质项目数值项目数值密度（20），g/cm30.9161元素分析，wt%运动粘度，mm2/sc87.12808.897h11.801005.469s0.43碱性氮，g/g0.219n0.60闪点（开口），205金属分析，g/g凝固点，28ni0.1残炭，wt%0.74v0.1灰分，wt%0.002减压馏程，总酸值，mgkoh/g0.05ip339四组分，wt%5%361饱和烃60.010%372芳烃25.730%394胶质14.150%413沥青质0.270%43890%4826.2.6焦炭性质表6-8 焦炭性质项目数值项目数值真密度（生焦），g/cm31.335金属分析，g/g挥发分， wt%712fe91.6灰份， wt%0.42mg61.9硫含量， wt%0.98na141金属分析，g/gni163al15.3pb9.5ca1051v183cu0.5注：数据来自中国石化石油化工科学研究院提供的马利姆-多巴混合原油减压渣油延迟焦化中型试验报告6.3 物料平衡6.3.1焦化部分物料平衡表6-9 焦化部分物料平衡表（高酸油工况）名称wt%kg/ht/d104t/a一原料1减压渣油100.01904764571.4160合计100.01904764571.4160二产品1干气4.318210197.06.902液化石油气3.005714137.14.803汽油13.5525810619.421.684柴油33.88645331548.854.215轻蜡油14.8228229677.523.716重蜡油7.5014286342.912.007焦炭22.94436951048.736.70合计100.001904764571.4160.00表6-10 焦化部分物料平衡（掺炼重油工况）名称wt%kg/ht/d104t/a一原料1减压渣油100.01904764571.4160合计100.01904764571.4160二产品1干气4.769067217.67.622液化石油气3.186057145.45.093汽油13.0624876597.020.904柴油31.00590481417.149.605轻蜡油12.0022857548.619.206重蜡油7.0013333320.011.207焦炭29.00552381325.746.40合计100.001904764571.4160.00表6-11焦化部分物料平衡（高酸油工况，含加氢精制方案进料）名称wt%kg/ht/d104t/a一原料1减压渣油100.01904764571.41602加氢酸性气0.2750712.20.433加氢液体1.1208650.11.75合计101.371930694633.7162.18二产品1干气4.488534204.87.172液化石油气4.386430154.35.403汽油14.3727362656.722.984柴油33.88645331548.854.215轻蜡油14.8228229677.523.716重蜡油7.5014286342.912.007焦炭22.94436951048.736.70合计101.371930694633.7162.18表6-12焦化部分物料平衡（掺炼重油工况，含加氢精制进料）名称wt%kg/ht/d104t/a一原料1减压渣油100.01904764571.41602加氢酸性气0.2750712.20.433加氢液体1.1208650.11.75合计101.371930694633.7162.18二产品1干气4.999497227.97.982液化石油气3.556741161.85.663汽油13.9326355632.522.144柴油31.00590481417.149.605轻蜡油12.0022857548.619.206重蜡油7.0013333320.011.207焦炭29.00552381325.746.40合计101.371930694633.7162.186.3.2 干气及液化石油气脱硫部分物料平衡表6-13干气及液化石油气脱硫部分物料平衡（高酸油工况，含加氢精制方案进料）项目kg/ht/a入方 1.焦化干气其中：硫化氢8534.3547.171688.14595.62.汽柴油加氢低分气其中：硫化氢159.027.41335.6230.23.液化石油气其中：硫化氢6430.328.3154014.5237.84.贫液其中：硫化氢17895.017.4150318.0146.25.半贫液其中：硫化氢31130.2190.7261493.71601.9合 计64148.8538849.9出 方1.净化干气其中：硫化氢8114.60.268162.61.72.精制液化石油气其中：硫化氢6397.80.0153741.50.0843.富液其中：硫化氢49636.4810.7416945.86809.9合 计64148.8538849.9注：硫醇未计入物料平衡。6.4 工艺控制指标6.4.1加热炉及焦化系统工艺控制指标序号指标名称单位控制指标厂控指标1f101六路分支出口温度4955052f101炉膛温度8003f101炉膛温差304f101炉管壁温6505f101最小进料量t/h.分支30.06对流入口注汽量t/h.分支0.120.237辐射入口注汽量t/h.分支0.170.338辐射管注汽量t/h.分支0.110.169加热炉负压pa-10-3010烟气排放温度15017011t101顶部压力mpa0.170.0512t101顶温度44013换塔新塔底温度32014换塔新塔顶温度38015小吹汽蒸汽量t/h2.5616大吹汽蒸汽量t/h111817冷焦水放水温度8518热水罐v501温度9019热水罐v501压力mpa00.0220v506液面%608021v507液面%608022甩油冷后温度8012023t401顶压力mpa0.1524t401顶温度19025t401底液面%307026v401液面%406027燃料气罐压力mpa0.528除焦水压力mpa286.4.2分馏系统工艺控制指标序号指标名称单位控制指标厂控指标1t102顶压力mpa0.10.022t102顶温度11053t102顶循抽出温度13054t102顶循返塔温度9555柴油抽出温度22056柴油回流返塔温度17057中段回流抽出温度30058中段回流返塔温度23059轻蜡油抽出温度340510重蜡油抽出温度365511重蜡油回流返塔温度255512t102塔底温度38013t102蒸发段温度40014油气入塔温度415515汽油冷后温度35516柴油冷后温度6010017蜡油冷后温度8012018顶循集油箱液面%601019柴油集油箱液面%601020重蜡油集油箱液面%601021t102塔底液面%501022t103塔底液面%601023v101液面%601024v102液面%601025v103液面%501026v103界面%501027v105汽包液面%501028v701封油液面%601029t103吹汽量%1230v105顶压力mpa0.50.0531v105炉水ph值（25）101232封油总管压力mpa0.833封油温度60906.4.3吸收稳定系统工艺控制指标序号指标名称单位控制指标厂控指标1c201入口温度3552c201入口压力mpa0.040.013c201出口压力mpa1.30.14c201蒸汽入口压力mpa3.50.15c201排汽压力mpa1.00.16t301顶压力mpa1.230.17t301顶温度508t302顶压力mpa1.250.19t302顶温度50510t302底温度1501011t303顶压力mpa1.00.112t303顶温度4513t304顶压力mpa1.150.114t304顶温度60515t304底温度2001016t301底液面%601017t302底液面%601018t303底液面%601019t301集油箱液面%601020v301液面%501021v301界面%501022v302液面%501023v302界面%5024柴油吸收剂温度4025汽油吸收剂温度406.4.4脱硫、脱硫醇系统工艺控制指标序号指标名称单位控制指标厂控指标1t601顶压力mpa1.00.12t601顶温度3553t602顶压力mpa2.00.14t602进料温度3555t603顶压力mpa0.350.056t603顶温度6057v606压力mpa2.00.18v607压力mpa0.350.059v608压力mpa0.200.0510v616压力mpa00.0211t601底液面%501012t602底液面%501013v604界面%501014v605界面%501015v606界面%501016v607液面%501017v608界面%501018脱硫干气出装置温度35519脱硫液化气出装置温度35520贫胺液进装置温度3021脱硫醇循环碱液浓度%156.4.5动力系统控制指标序号指标名称单位控制指标厂控指标11.0mpa蒸汽压力mp1.00.12中压蒸汽压力mp3.53中压蒸汽温度4304除盐水mp0.45软化水mp0.46循环冷水温度307循环水压力mp0.38新鲜水压力mp0.49净化风压力mp0.50.610非净化风压力mp0.511氮气压力mp0.412燃料气压力mp0.46.4.6产品质量控制指标油品指标名称单位控制指标厂控指标干气c3含量%(v)3h2s含量mg/m320液化石油气c2含量%(v)1.5c5含量%(v)3硫醇含量ppm10h2s含量mg/m320焦化汽油10%点70干点210焦化柴油凝点按方案定闪点5695%点365焦化蜡油残炭wt%1.0焦炭挥发份wt%15灰份wt%1.0硫含量wt%3.06.4.7辅助原材料耗消耗控制指标序号指标名称单位控制指标年消耗量t序号指标名称单位控制指标年消耗量t130%碱液kg/t0.51535缓蚀剂kg/t0.0162na3po4kg/t0.00216破乳剂kg/t0.031.53消泡剂kg/t0.416207脱硫溶剂kg/t0.05334防结焦剂kg/t0.03270850%聚酞菁钴吨/年0.067主要设备选型7.1塔类7.1.1焦炭塔焦化装置采用“一炉两塔”流程，焦炭塔直径为9400mm。7.1.2焦化分馏塔焦化分馏塔，直径为5400，塔内共设41层塔盘，进料段设有8层人字挡板，采用苏尔寿专利产品vg-aftm塔盘及bdhtm浮阀塔盘。7.1.3轻蜡油汽提塔轻蜡油汽提塔，直径为1200，塔内共设6层塔盘，塔板间距为600mm，采用苏尔寿专利产品bdhtm高效浮阀塔盘。7.1.4接触冷却塔接触冷却塔，直径为4000，塔内共设8层挡板塔盘，塔板间距为800mm，采用挡板塔盘。7.1.5吸收塔吸收塔，直径为2000，塔内共设40层塔盘，塔板间距为600mm，采用组合导向浮阀塔盘。7.1.6解吸塔解吸塔，直径为2000，塔内共设40层塔盘，塔板间距为600mm，采用组合导向浮阀塔盘。7.1.7再吸收塔再吸收塔，直径为1600，塔内共设30层塔盘，塔板间距为600mm，采用组合导向浮阀塔盘。7.1.8稳定塔稳定塔，直径为2400，塔内共设40层塔盘，塔板间距为600mm，采用组合导向浮阀塔盘。7.1.9干气脱硫塔干气脱硫塔，直径为1400，设20层单溢流塔盘，塔板间距为600mm，组合导向浮阀塔盘。7.1.10液化石油气脱硫抽提塔液化石油气脱硫抽提塔，直径为1600/1200，内