延迟焦化说明书

1、式 5-1安徽实华工程技术股 份 有 限 公 司说 明 书档案号 11131D-01-Y-1 /明共 56 页 第 56 页版 次 第 0 版目 录1 概述 （4）1.1 设计依据.（4）1.2 设计范围（4）1.3装置概况 （5）1.4 主要技术特点（6）2原料与产品（8）2.1 原料（8）2.2 产品（11）3 主要操作条件（17）3.1 装置的主要操作条件（17）3.1 加热炉（19）4 物料平衡（20）5 工艺流程说明（21）5.1焦化部分（21）5.2 吸收稳定部分（24）5.3 干气、液态烃部分（25）5.4 液态烃脱硫醇部分（26）6 公用工程、辅助材料消耗（28）7 装置能耗计

2、算（33）7.1综合能耗 （33）7.2节能措施 （34）8 生产控制分析（34）9 装置定员（36）10 装置内外关系（36）10.1原料与产品（36）10.2公用工程（37）11装置界区条件 （38）12工艺安装（39）12.1 装置布置（39）12.2工艺配管（40）12.3 器材选用（41）12.4材料供应.（45）12.5管道预制及安装要求（46）12.6管道隔热（47）12.7管道支吊架（47）12.8 管道防腐（48）12.9 施工验收（49）12.10施工应注意的问题（50）12.11设计遗留问题 （50）13 主要规范（50）1 概述1.1 设计依据1.1.1 河北鑫海化工有

3、限公司500万吨/年劣质油加工扩建工程设计合同2011.9；1.1.2 河北鑫海化工有限公司500万吨/年劣质油加工扩建工程设计合同-合同附件一2011.9；1.1.3 河北鑫海化工有限公司500万吨/年劣质油加工扩建工程协调会会议纪要2011.9.28；1.1.4 河北鑫海化工有限公司500万吨/年劣质油加工扩建工程设计对接会会议纪要2011.12.15；1.1.5 关于河北鑫海化工有限公司500万吨/年劣质油加工扩建工程设计方案调整协调会会议纪要2012.2.10；1.1.6 河北鑫海化工有限公司500万吨/年劣质油加工扩建工程设计补充合同2012.2；1.1.7 河北鑫海化工有限公司提供

4、的当地水文气象、地质资料；1.1.8 河北鑫海化工有限公司提供的建设地详细勘探报告2011.11；1.1.9 河北精致科技有限公司提供的河北鑫海化工有限公司4万吨/年焦化液态烃脱硫醇单元改造工艺包设计2011.11；1.1.10 建设方、制造方和设计方共同签定的技术协议；1.1.11河北鑫海化工有限公司提供的公用工程条件和外围边界条件；1.2 设计范围本项目设计范围为装置界区内的全部工艺、安装、自控、设备、加热炉、电气、土建、给排水、采暖通风、总图设计。焦化装置的控制室、配电室和常减压装置共用。1.3装置概况1.3.1装置概况: 装置建设规模: 100万吨/年； 装置组成: 本装置由焦化、吸收

5、稳定、焦化干气液态烃脱硫及液态烃深度脱硫醇四部分组成。 生产方法本装置以减压渣油为原料，在温度为496500，压力为0.160.20MPa的工况下，经过裂解、缩合等一系列化学反应，使其转化成汽油、柴油、气体及石油焦等产品的生产方法。 装置主要产品及副产品：本装置的主要产品为焦化汽油、焦化柴油、液态烃、石油焦及少量焦化蜡油，同时富产焦化干气。 生产制度本装置年开工按8000小时计，连续生产。实行四班三倒制。 设备总台数本装置共有设备335台（套），详细见下表1-1。表1-1 100万吨/年延迟焦化装置设备一览表 序号内容单位焦化部分吸收稳定部分脱硫部分全装置1塔类台543122容器台265144

6、53冷换设备台3314474空冷器片426485机泵台(套)531412796压缩机套117电梯台118联合加热炉台119小型设备台42265010有井架水力除焦设备套2211防爆抓斗桥式起重机套2212自动顶盖机套2213平板式自动底盖机套2214高温特阀台141415风机台2216机械设备台31317安全阀台2323小计2534735335 消耗指标公用工程规格及消耗见表6.1-3及表6.1-4 总能耗本装置总能耗为1583.17MJ/t原料。 占地面积本装置占地面积20700平方米。 装置定员本装置定员(四班三倒制),共计60人。生产岗位人员413=52人，生产管理与技术人员8人。辅助人

7、员由鑫海公司统一考虑。1.4主要技术特点1.4.1本装置采用大型化、大循环比（可调）设计工艺, 即“一炉二塔”且尽量多产汽、柴油,少产蜡油方案；1.4.2焦炭塔采用无堵焦阀暖塔工艺流程，缩短了焦炭塔油气预热时间，避免过去由于焦炭塔中部开口预热的老方式所造成局部应力集中而造成的焦炭塔开裂。同时配设甩油罐，避免堵焦阀式预热甩油拿不净，切换四通阀而引起突沸的问题。1.4.3采用双面辐射加热炉，多点注汽、高流速、机械清焦等新技术，以延长加热炉开工周期。炉管表面在高度方向和长度方向的热强度分布更均匀，改善局部过热，减少管内结焦。有效延长了焦化油高温段停留时间，提高液体产品收率。每个炉膛在不停工工况下可以

8、独立清焦，减少非计划停工；同时采用空气预热器预热空气，提高加热炉的热效率。加热炉进料量、炉膛温度与燃料气设置联锁控制，保证安全操作。火嘴采用扁平焰低NOx火嘴，以减少环境污染。1.4.4分馏塔塔内件主要采用浮阀塔板，操作弹性大，优化分馏塔操作工况；同时最上面三层采用固舌塔板，有效防止塔板卡死睹塞。分馏塔底设塔底循环泵，促使分馏塔底温度分布均匀，使加热炉进料条件趋于稳定，并且焦化油携带的焦粉等杂质不易沉积。1.4.5 采用全蜡油下回流洗涤换热技术，以更好的控制蜡油质量、减少产品焦粉夹带和更方便调节循环比。1.4.6 焦炭塔设注消泡剂设施，从焦炭塔顶向焦炭塔内注入消泡剂，降低泡沫层高度减少焦粉夹带

9、，提高焦炭塔有效利用率。1.4.7采用塔式油吸收密闭放空技术，减少焦炭塔吹汽对环境的污染，以利于油气分离，污油回炼。1.4.8 焦炭塔顶盖及底盖采用完全密闭的自动卸盖机，代替原有复杂的操作，不仅满足环保要求，提高操作安全性，而且可以减轻操作人员的劳动强度，节省操作时间；底盖机采用新开发的闸板阀形式自动底盖机，该底盖机密封力大，且密封力可调可控，密封面寿命长，蒸汽用耗量小，运行成本低。1.4.9焦碳塔除焦采用安徽实华工程技术股份有限公司和洛阳成达石化科技有限公司联合开发的顺序连锁控制系统。该系统代替以往人工操作，降低工人劳动强度；为缩短生焦周期提供重要支持；通过优化操作参数的调节，可降低能耗；安

10、全联锁，避免因为人工操作失误发生安全事故，同时有助于生产管理。1.4.10吸收稳定部分采用常规四塔流程；1.4.11脱硫部分采用醇胺溶剂脱硫，溶剂再生后循环使用的方案；1.4.12液态烃采用深度脱硫专利技术，液态烃产品质量得以大幅提高;1.4.13焦炭塔采用双塔单井架水力除焦方式，可节省约20的钢材。1.4.14焦化富气采用压缩和双塔吸收的工艺方案，为提高吸收效果，减少干气中的C3组分的含量，汽油吸收塔设一个中段回流；1.4.15切焦水采用一级二级沉淀、自动反冲洗过滤、罐式贮存等技术，减少占地和环境污染。1.4.16 完善的低温热利用系统，充分回收焦化装置低温位热量。1.4.17主要工艺及设备

11、技术来源序号技 术 名 称技术来源备 注1焦化加热炉设计技术安徽实华包括：双面辐射、多点注汽2双塔单井架水力除焦技术安徽实华两塔共用一个井架3焦炭塔自动顶卸盖机技术涧光石化包括：自动开合技术4焦炭塔自动底卸盖机技术涧光石化全封闭，闸板阀自动底盖机5焦炭塔操作顺控及联锁系统安徽实华、洛阳成达安全联锁，顺序控制2原料与产品2.1 原料本装置加工减压渣油，减压渣油主要性质见表2-1。表2-1 减压渣油性质 名 称减压渣油 原料密度（20），g/cm31.0307 运动粘度，mm2/s 80 1001115.0356.4 凝点，29 残炭（wt%）14.9 灰分（wt%）0.058 元素分析（wt%）

12、 C/H S11.27/85.931.212 组成（wt%） 饱和烃/芳烃 胶质/沥青质24.1/35.837.7/2.4 馏 程，C0%5%8.3%373482500表2-2 180#燃料油典型性质项目数值分析方法密度（20），g/cm30.938GB/T2540运动粘度，mm2/sGB/T11137 50180 10025水分，w%0.1GB/T260凝点，30GB/T510残炭，w%7.5GB/T17144闪点（闭口），66GB/T3536灰分，w%0.10GB/T508总酸值，mgKOH/g0.57GB/T7304胶质，w%18.6RIPP10-90沥青质，w%2.2RIPP10-90

13、蜡含量，w%/ASTM D4006元素分析，w% C85.18ASTM D5291 H11.57ASTM D5291 S2.35ASTM D4294 N0.56ASTM D5762金属分析，mg/kgASTM D5708 Al12 Ca10 Si25 Ni100 V50表2-3 180#燃料油实沸点蒸馏温度，实沸点蒸馏收率，w%生产总收率w%每馏分总收率152000.000.000.002002602.322.322603002.855.173003202.297.463203403.5511.013403501.8512.863503654.4817.3417.003653803.4820.

14、823804004.3025.124004300.4325.554304502.8228.374504708.5936.964705007.7544.715005204.4149.125205405.2554.3755.0054045.63100.00100.002.2 产品本项目产品有焦化汽油、焦化柴油、液态烃、石油焦、焦化蜡油、焦化干气。其性质如下： 焦化汽油性质见表2-4。表2-4 焦化汽油性质 项目汽 油分析方法密度（20），g/cm30.7382ASTM D4052 ISO 12185酸度，mgKOH/100mL1.5GB/T 258实际胶质，mg/100mL28GB/T 509碱性

15、氮，mg/kg75SH/T 0162诱导期，min115ASTM D525铜片腐蚀(50，3h)3bASTM D130溴价，gBr/100mL52.8SH/T 0630-96PONA，m%ASTM D6623 正构烷烃23.26 异构烷烃18.12 环烷烃8.58 烯烃40.36 芳烃9.68元素分析 C，m%84.78SH/0656-98 ASTM D5291 H，m%14.26SH/T0656-98ASTMD5291 S，mg/kg5700SH/T 0253-92 N，mg/kg260SH/T0657-98ASTMD4629馏程，ASTM D86 初馏点49 5%77 10%86 30%1

16、11 50%129 70%145 90%162 95%168 终馏点179 焦化柴油性质见表2-5表2-5 焦化柴油性质 项目柴 油分析方法密度（20），g/cm30.8482ASTM D4052 ISO 12185运动粘度，mm2/sASTM D445 204.134 502.210酸度，mgKOH/100mL4.5GB/T 258实际胶质，mg/100mL131GB/T 509碱性氮，mg/kg368SH/T 0162闪点（闭口），80ASTM D93凝固点，-13GB/T 510苯胺点，51ASTM D611铜片腐蚀（50，3h）2cASTM D13010%残炭，m%0.09ASTM D

17、4530溴价，gBr/100mL17.7SH/T 0630计算十六烷指数45ASTM D4737元素分析 C，m%85.16SH/T0656-98 ASTM D5291 H，m%13.01SH/T0656-98 ASTM D5291 S，m%1.4GB/T17040-97ASTMD4294 N，mg/kg1096SH/T0657-98 ASTM D4629馏程，ASTM D86 初馏点196 5%223 10%242 30%269 50%291 70%315 90%340 95%348 终馏点357 焦化轻蜡油性质见表2-6表2-6 焦化轻蜡油性质 项目焦化蜡油分析方法密度（20），g/cm3

18、0.9336GB/T 2540 ISO 3838运动粘度，mm2/sASTM D445 804.963 1003.762碱性氮，m%0.138SH/T 0162闪点（开口），210ASTM D92凝固点，22GB/T 510残炭，m%0.20ASTM D4530灰分，m%0.005GB/T 508 ISO 6245酸值，mgKOH/g0.05GB/T 7304 ASTM D664四组分，m%RIPP 1090饱和烃49.3芳烃45.5胶质5.1沥青质0.1元素分析，m% C85.86SH/T0656-98,ASTM D5291 H10.89SH/T 0656-98 ASTM D5291 S2.

19、4GB/T 17040 ASTM D4294 N0.46ASTM D5762减压馏程，ASTM D1160 初馏点355 5%367 10%372 30%381 50%402 70%408 90%416 95%423 焦化富气组成见表2-7表2-7 焦化富气组成性质 项目焦化气体分析方法组 成m%RIPP 7990氢气1.088甲烷40.681乙烷28.264乙烯10.450硫化氢11.538丙烷3.000丙烯1.374丁烷1.956丁烯1.363氨0.286总计100.000 液态烃组成见表2-8表2-8 焦化液态烃组成性质 项 目焦化液态烃分析方法组成m%RIPP 7990丙烷39.00丙

20、烯17.82丁烷25.38丁烯17.80总计100.00焦化石油焦性质见表2-9。表2-9 焦化石油焦性质项目生焦分析方法真密度，g/cm31.468SH/T 0033挥发分，m%7.5SH/T 0026灰分，m%0.60SH/T 0029净热值cal/gASTM D4809元素分析，m%CSH/T 0656-98HSH/T 0656-98S3.26RIPP 106-90N2.4SH/T 0656-98金属分析，mg/kgASTM D5708Al120Ca60Si360Na600V12003 主要操作条件3.1装置的主要操作条件 本装置的主要操作条件见表3-1：表3-1 主要操作条件序号项目单

21、位设计值备注1焦炭塔顶压力MPa0.182焦炭塔顶温度(急冷油前)4403焦炭塔顶温度(急冷油后)4204加热炉出口温度4955005循环比（设计点）0.86生焦周期h247加热炉入口温度3178炉膛温度7509辐射注汽量wt%1.5%辐射进料量10焦炭塔顶温度4042011焦炭塔底温度4049512反应油气入分馏塔温度42013分馏塔顶压力MPa0.1714分馏塔顶温度10815分馏塔顶循抽出温度13616分馏塔顶循返回温度5517分馏塔柴油抽出温度22118分馏塔柴油返回温度12919分馏塔中段回流抽出温度30720分馏塔中段回流返回温度21021分馏塔蜡油抽出温度36122分馏塔蜡油返回

22、温度21023分馏塔蒸发段温度36537024分馏塔塔底温度31532525接触冷却塔(上段)顶温18026接触冷却塔(下段)顶温20027压缩机入口温度4028压缩机入口压力MPa（g）0.0529压缩机出口温度10530压缩机出口压力MPa（g）1.531汽油吸收塔顶温度4632汽油吸收塔顶压力MPa（g）1.233柴油吸收塔顶温度4434柴油吸收塔顶压力MPa（g）1.135解吸塔顶温度4836解吸塔顶压力MPa（g）1.437稳定塔顶温度7238稳定塔顶压力MPa（g）1.239干气脱硫塔温度4040干气脱硫塔压力MPa（g）0.6541液态烃脱硫塔顶温度4042液态烃脱硫塔顶压力MP

23、a（g）0.9543碱液再生塔顶温度4044碱液再生塔顶压力MPa（g）0.250.33.2 加热炉 焦化加热炉（F-1001）设计为箱形辐射对流型横管立式加热炉，炉体由三个辐射室、三个对流室组成，辐射排管采用单排双面辐射水平排管。加热炉加热三种介质：联合油、轻蜡油和过热蒸汽。联合油和轻蜡油分六管程从对流段上部进入加热炉，经对流室加热后进入辐射段，由辐射室下部出炉；过热蒸汽排管为六管程，布置在对流顶部。加热炉联合油+轻蜡油设计热负荷为52.329MW（4485X104 kcal/h）， 过热蒸汽设计热负荷为1.17MW（100.29X104 kcal/h）。炉底柱中心距为24190mm2000

24、0mm，加热炉总高度为20900mm（含炉顶热烟道，不含独立烟囱）。空气预热器落地布置；根据本装置加热炉的具体特点，为了保证加热炉系统长周期高效率的运行，空气预热器设计为两级串联预热器，其高温部分为翅片管直接换热，中低温端为热管。为保护烟气引风机，进一步提高加热炉的热效率，在引风机出口和独立烟囱之间，安装低温烟气防腐取热器一台。烟气通过独立烟囱排放，独立烟囱高度 60m。表3-2 焦化加热炉主要设计参数装置设计规模(万吨/年）100按照新鲜进料量加热炉总热负荷 MW47.745辐射室热负荷（MW）33.153对流室热负荷（MW）14.592其中蒸汽过热负荷1.2工艺介质流量 (kg/hr)22

25、5000工艺介质进炉温度（）315工艺介质进辐射室温度（）395工艺介质出炉温度（）495对流室平均管壁热强度 (W/m2)16239辐射室平均管壁热强度 (W/m2)35622烟气出辐射室温度（）796.8辐射管外径(mm)114.3辐射管壁厚(mm)8.56辐射管有效长度(m)18.0每管程辐射管根数28管程数6辐射管面积 M2930.7对流管面积 M2824.7燃烧器形式低NOX扁平焰气体燃烧器燃烧器数量（个）156排烟温度（）138.7计算热效率 92.34 物料平衡装置的物料平衡见表4-1。表4-1 焦化装置物料平衡 单 位m%Kg/ht104/ a入 方减压渣油1001250001

26、00加氢干气1.215001.2合 计101.2126500101.2出 方焦化干气6.498155.66.49液态烃3.914944.43.96焦化汽油19.182397519.18焦化柴油40.805100040.80焦化蜡油3.894862.53.89甩油+损失0.45000.4硫化氢1.311637.51.31焦炭25.143142525.14合 计101.2126500101.2 注：本表原料以100%计。5.工艺流程说明5.1焦化部分原料渣油自原料油罐区进原料缓冲罐(D-1001),经原料泵(P-1001/A.B.C)送至柴油-原料油换热器（E-1005/AD）、蜡油-原料油换热器

27、（E-1008/A.B）换热至189后,分两路经进料控制阀后打入焦化分馏塔C-1002的底层及5层换热段，与来自焦炭塔（C-1001/ A.B）顶的417热油气接触换热。原料油与热油气中被冷凝的循环油一起流入塔底，塔底联合油在314下经过滤器SR-1002/ A.B用加热炉进料泵P-1002/A.B抽出去焦化加热炉F-1001，在入炉前分六组进料加热。在对流室前、辐射室前、辐射室分别注3.5MPa蒸汽，以防止炉管结焦。经过加热炉对流段、辐射段联合油被快速加热到496500后通过四通阀进入焦炭塔C-1001/ A或C-1001/ B底部。从加热炉出来的高温联合油和油气在焦炭塔内由于高温和长停留时

28、间，产生裂解、缩合等一系列反应，最后生成焦炭和焦化油气。焦炭结聚在焦炭塔内，高温的焦化油气经蜡油急冷后进入分馏塔（C-1002）换热板下。从焦炭塔顶流出的417热油气在分馏塔换热段与原料油换热后，循环油流入塔底，其余大量油气经10层换热板进入集油箱以上分馏段。从下往上分馏出重蜡油、蜡油、柴油、汽油和富气。分馏塔底循环油(314)经过滤器SR-1003后，用塔底循环油泵P-1003打循环以防止塔底结焦。重蜡油自重蜡油集油箱（361）由重蜡油泵（P-1009/A.B）抽出，至吸收稳定作稳定塔底重沸器（E-1206）及解析塔底重沸器（E-1202）的热源，再进蜡油-原料油换热器（E-1008/A.B

29、）与原料油换热至210后，至蜡油蒸汽发生器（E-1007）作为其热源后，分成二路：一路作回流，分别返回到集油箱下和分馏塔第13层塔板，以调节集油箱气相温度，另一路经与蜡油-脱氧水换热器（E-1010/AD）换热及蜡油空冷器（A-1004）冷却到90后分三路：一路作为产品送出装置，另一路去焦碳塔（C-1001/A.B）顶作为急冷油，还有一路去封油冷却器E-1012冷却后进封油罐D-1007作机泵封油。轻蜡油从第14层塔板（330）自流至轻蜡油汽提塔（C-1003），经蒸汽汽提后其汽提蒸汽返回到分馏塔第15层塔板气相空间，轻蜡油由轻蜡油循环泵P-1006/A.B抽出，至加热炉（F-1001）入口。

30、中段回流从第20层塔板（307）由中段回流泵（P-1005/A.B）抽出，经中段回流蒸汽发生器（E-1003）管程，换热到210后返回到22层塔板作回流。柴油从第23层塔板（221）自流至柴油缓冲罐（D-1010），经柴油泵P-1010/A.B抽出，至柴油-原料油换热器（E-1005）与原料油换热，被换热到170，又经富吸收油换热器（E-1006 A.B）与富柴油换热到122，再经柴油空冷器（A-1003/A.B）及柴油水冷器（E-1004/A.B）冷却到40后分二路：一路作柴油产品出装置；另一路至吸收稳定再吸收塔（C-1204 ）顶作吸收剂，自再吸收塔（C-1204 ）塔底返回的富吸收柴油经

31、富吸收油换热器（E-1006 /A.B）与柴油换热到129后返回分馏塔作柴油回流。分馏塔顶循环回流自32层（129）经分馏塔顶循环回流泵（P-1004/A.B）抽出，送到到顶回流-软化水换热器（E-1002）换热后，经分馏塔顶回流空冷器（A-1002/AH），冷却到55返回分馏塔35层，控制塔顶温度。分馏塔顶油气（108）在挥发线上注入氨水、缓蚀剂、含硫污水后经分馏塔顶空冷器（A-1001/AJ）及分馏塔顶水冷器（E-1001/AF），冷却到40，进入分馏塔顶油气分离罐（D-1002），分离罐顶部的焦化富气去富气压缩机（K-1201）。底部汽油经汽油泵（P-1007/A.B）送至吸收稳定部分的

32、吸收塔（C-1201）。底部的含硫污水经含硫污水泵（P-1008/A.B）压送后分三路：一路打入分馏塔顶气相线上；另一路送到富气空冷器入口（A-1201/A.B），还有一路出装置。焦炭塔小吹汽来的油气经大油气线进分馏塔分馏。焦炭塔大吹汽，给水冷焦产生的大量高温（180）蒸汽及少量油气进入接触冷却塔下段塔，从顶部打入蜡油馏分洗涤下油气中的柴油馏分。重油段下段底用接触冷却塔底泵（P-1015/A.B）抽出，经水箱冷却器（E-1011/A.B）冷却后，一部分作重油段顶回流，控制顶部气相温度；另一部分去分馏塔回炼或送出装置。当来自焦炭塔的油气温度低于180时，切换到接触冷却塔上段用水洗涤，控制塔顶温度

33、在145，进一步除去夹带的汽柴油馏分。上段底部含油污水流入冷焦隔油池处理。顶部水蒸汽及少量轻烃经空冷器A-1005/AH、接触冷却塔顶水冷器（E-1009/AD）冷却到40，进入接触冷却塔顶气液分离罐（D-1006），分出的污水由污水泵（P-1013/A.B）送入冷焦水系统隔油池或酸性水汽提处理，另一部分作水洗段回流，控制塔顶温度。接触冷却塔顶气液分离罐顶部的不凝气直接排入火炬系统。在冷焦水管线预留污水处理场浮渣回炼甩头，具备浮渣回炼工艺。排水污泥自排水来，利用焦化换塔后冷焦的焦碳塔余热，将排水污泥注入焦炭塔塔底，进入塔内的排水污泥在塔底350以上的高温焦床中骤然汽化，其中的水、轻烃组份迅速汽

34、化进入接触冷却塔（T1103）,固体灰分及难汽化的重烃沉降或吸附在焦碳塔上部的泡沫层中，随石油焦一起出装置。当冷焦塔塔顶温度350时，焦炭塔进行给水冷焦。当冷焦塔塔顶温度低于150时，冷焦改溢流，同时停用接触冷却塔系统。溢流时冷焦水从塔顶溢出，溢流水进入冷焦水隔油罐（D-1031/A、B）。冷焦水隔油罐（D-1031/A、B）内的冷焦水经冷焦水热水泵（P1031/A、B）抽出，送至冷焦水空冷器冷却至55后，入冷焦水储水罐（D-1032）作为冷焦水循环使用。当焦炭塔顶温度降至90以下时，冷焦完毕，塔内存水放至冷焦水隔油罐，冷焦水隔油罐隔出的污油进入污油罐（D-1034），用冷焦水污油泵（P-10

35、34/A.B）抽出进行回炼或出装置。焦炭塔移交除焦班除焦。焦炭塔瓦斯预热过程中冷凝下的甩油，从焦炭塔底流到甩油罐（D-1005）。自甩油罐底出来的甩油经过滤器（SR-1001/A.B）后用甩油泵（P-1012/A.B）抽出后分二路：一路去分馏塔回炼，另一路经水箱冷却器（E-1011/A.B）冷却后出装置。焦炭塔切焦用的高压水，由高压水泵（P-1016）送出，经三位控制阀送到水力切焦器切焦。焦炭塔底出来的切焦水经过储焦池、切焦一沉淀池、切焦二沉淀池进入粉焦池，用切焦水提升泵（P-1033/A.B）送至切焦水储罐，作切焦用水。5.2 吸收稳定部分自延迟焦化部分D-1002来的焦化富气进入压缩机入口

36、分液罐（D-1205），顶部富气至富气压缩机（K-1201），底部为凝缩油。富气经压缩机压缩至1.5MPa（g），分离出部分凝缩油后与水洗水混合洗涤，经富气空冷器（A-1201/A.B）冷至50。冷后富气与吸收塔（C-1201）底饱和吸收油、解吸塔（C-1202）顶气混合经富气冷却器（E-1201/A.B）冷至40进入富气分液罐（D-1201）。其顶部富气进入吸收塔底部，底部凝缩油由解吸塔进料泵（P-1201/A.B）抽出，进入解吸塔顶部。自焦化分馏部分来的粗汽油进入吸收塔顶第31层塔盘作吸收剂，部分稳定汽油进入吸收塔顶第34层塔盘作补充吸收剂。压缩富气自吸收塔底进入，经34层单溢流塔盘与吸收

37、剂逆向接触。该塔设二个中段回流，一中回流油由吸收塔一中回流泵（P-1204/A.B）抽出，经吸收塔一中回流冷却器（E-1202/A.B）冷至40返回吸收塔23层塔盘。二中回流油由吸收塔二中回流泵（P-1207/A.B）抽出，经吸收塔二中回流冷却器（E-1208/A.B）冷至40返回吸收塔10层塔盘。吸收后的贫气自塔顶逸出，进入再吸收塔（C-1204）。吸收柴油自焦化柴油水冷器（E-1004/A.B）来，进入再吸收塔顶部。贫气自下而上经30层单溢流塔盘与吸收柴油逆向接触，塔底凝缩油至焦化分馏塔，塔顶干气至干气分液罐（D-1301），自再吸收塔（C-1204 ）塔底返回的富吸收柴油至焦化富吸收油换

38、热器（E-1006 /A.B）。吸收塔底饱和吸收油由吸收塔底泵（P-1202/A.B）抽出与富气空冷器（A-1201/A.B）后富气混合。富气分液罐（D-1201）底部凝缩油由解吸塔进料（P-1201/A.B）抽出，进入解吸塔（C-1202 ）顶部。在解吸塔中饱和吸收油自上而下，经30层单溢流塔盘，逐渐升温，解吸其中含有的C2以下组分，到达塔底成为脱乙烷汽油。解吸塔塔底重沸器（E-1203）由焦化蜡油供给热量作为全塔热源。解吸塔顶气与富气空冷器后富气混合。塔底脱乙烷汽油由稳定塔进料泵（P-1205/A.B）抽出，经稳定塔进料换热器（E-1204 /A.B）与稳定汽油换热后进入稳定塔中部24层塔

39、盘。稳定塔顶逸出气态烃分两路，一路经稳定塔顶冷却器（E-1207/A.B）冷至40后进入稳定塔顶回流罐（D-1204），另一路经热旁路调节阀直接进D-1204，以控制稳定塔顶压力。D-1204底液态烃由稳定塔顶回流泵（P-1206/A.B）抽出分两路，一路作为稳定塔顶回流，另一路至液态烃脱硫塔（C-1302）。稳定塔底重沸器由焦化蜡油供热作全塔热源，脱乙烷汽油经稳定塔分馏后，塔底脱除丁烷以下组分，成为稳定汽油。稳定汽油经稳定塔进料换热器（E-1204 /A.B）、稳定汽油空冷器（A-1202 /A.B）、稳定汽油冷却器（E-1205 /A.B）冷却至40，由稳定汽油泵（P-1203 /A.B）

40、一部分作为产品出装置，一部分作为补充吸收剂，送入吸收塔顶。自再吸收塔（C-1204 ）顶来的干气，进入干气分液罐（D-1301），在罐内除去携带的重烃，进入干气脱硫塔（C-1301）底部。5.3 干气、液态烃脱硫部分自再吸收塔（C-1204 ）顶来的干气，进入干气分液罐（D-1301），在罐内除去携带的重烃，进入干气脱硫塔（C-1301）底部。干气自下而上经22层单溢流塔盘与从塔顶流下的贫胺液逆向接触，干气中的酸性物质H2S、CO2被胺液吸收。脱除酸性气后的干气进入位于干气脱硫塔上方的干气溶剂沉降罐（D-1302），分离携带的胺液，净化后干气进入全厂燃料气系统。自吸收塔顶来的液化烃，进入液态烃

41、脱硫塔（C-1302）底部。经13层筛孔塔盘与从塔顶流下的贫胺液逆向接触，液态烃中H2S被胺液吸收。净化后的液态烃从塔顶溢出，经液化烃溶剂沉降罐（D-1303）分离携带的胺液，再经烃碱混合器（M-1302 /A.B），液化烃碱洗罐（D-1310）分离携带的碱液后进入烃水混合器（M-1301 /A.B）水洗，再进液化烃水洗沉降罐（D-1311）分离携带的水后的脱硫液化烃出装置。从干气脱硫塔和液态烃脱硫塔底流出的富胺液经塔底液控阀减压后送出装置边界线（去硫磺回收装置富液再生单元）。 5.4 液态烃脱硫醇部分液态烃脱硫醇包括液态烃预碱洗、抽提脱硫醇、液态烃水洗、剂碱再生四部分。5.4.1原料要求脱硫

42、醇反应与胺脱硫化氢一样，都是化学吸附和解吸过程。低温有利吸收，加温有利解吸再生。采用助溶法强化脱硫醇技术后，虽然可以实现常温再生，但再生温度不得低于30。采用加氢汽油作为反抽提油时，为了提高油剂的分离效果，减少反抽提油带碱，尤其是冬季要求合理控制液态烃来料温度，使再生温度控制在40左右；为了减少尾气中的油气损失，再生温度不高于50。5.4.2 液态烃预碱洗部分预碱洗的主要目的，是为了脱除液态烃中的硫化氢和夹带的富胺液，防止抽提剂过早失活的同时，避免精制液态烃铜片腐蚀不合格现象发生。硫化氢和碱液之间的反应：H2S + 2NaOH Na2S + 2H2O（1）原料液态烃与（D-1311）底部来的碱

43、液在文丘里管（M-1311）内混合，再经静态混合器（M-1312）充分接触反应，进预碱洗罐（D-1311）沉降分离，液态烃中的硫化氢被脱除。预碱洗后的液态烃从（D-1311）顶压出，去脱硫醇。控制（D-1311）界位，防止预减洗后液态烃带碱。预碱洗液态烃出口管线上设采样口，定期进行硫化氢含量测定，以确定是否更换碱液；预碱洗碱液设采样口，定期分析碱浓度。因为焦化液态烃产量小，为了防止预碱洗文丘里管（M-1311）不能使碱液正常循环，特增加预碱洗循环泵（P-1316A/B），可采用强制循环的方式，保证预碱洗效果。5.4.3 脱硫醇部分抽提脱硫醇的原理是利用硫醇的弱酸性与强碱反应形成硫醇钠，硫醇钠溶

44、于碱液中，使硫醇从液态烃中脱除。反应方程式如下：RSH + NaOH RSNa + H2O （2）在抽提脱硫醇的同时，抽提剂中的COS水解催化剂促进液态烃中COS的水解反应。COSH2O OH- H2SCO2H2S + 2NaOH Na2S + 2H2O溶剂抽提脱硫醇采用两级抽提，都采用静态混合器组作为反应设备，确保油剂接触传质效果的同时降低设备投资；预碱洗合格的焦化液态烃与泵（P-1311A/B）来的半贫溶剂经静态混合器（M-1313A/B）充分混合。完成一级抽提反应后，进一级沉降罐（D-1312）沉降分离，富含硫醇钠的抽提溶剂由罐（D-1312）底部压出，经界位控制去再生部分。液态烃自（D-1312）顶压出，与（P-1312/A.B）来的再生贫溶剂，进二级反应静态混合器（M-1314A/B）充分接触，进行二级抽提脱硫醇反应后，进二级沉降罐（D-1313）沉降分离。脱硫醇合格的液态烃从（D-1313）顶部去液态烃水洗脱去微量溶剂后出装置。（D-1312）底部的半贫溶剂被泵（P-1311A/B）抽出，经界位控制送至一级反应混合器（M-1313A/B）前。由于一