蜡油加氢装置简介

1、100万吨/年蜡油加氢装置装置简介中国石化股份有限公司上海高桥分公司炼油事业部2007年3月编制：何文全审核：严俊 校对：周新娣第一章工艺简介一、概述中国石化股份有限公司上海高桥分公司炼油事业部是具有五十多年历史的加工低硫石蜡基中质原油的燃料 一一润滑油型炼油企业，根据中国石化股份有限公司原油油种变化和适 应市场发展的需求，上海高桥分公司到2007年以后除了加工大庆原油、海洋原油等低硫原油外，将主要加工含硫 左右的含硫含酸进口原油。由于常减压生产的减压蜡油和延迟焦化 装置生产的焦化蜡油中含有较多的不饱和烃及硫、氮等有害的非烃化合物，这些产品无法达到催化裂化装置的要求。为了使二次加工的蜡油达到催

2、化裂化装置的要求，必须对焦化蜡油和减压蜡油进行加氢精制，因此上海高桥分公司炼油事业部进行原油适应性改造时，将原 100万吨/年柴油加氢精制装置改造为100万吨/年蜡油加氢装置。本装置的建设主要是为了催化裂化装置降低原料的硫含量和酸度服务。本装置由中国石化集团上海工程有限公司设 计，基础设计于 2005年6月份完成，2005年8月份进行了基础设计审查，工程建设总投资 万元，其中工程费用万元。 2006年7月降蜡油含硫量由原设计提高至，工程建设总概 算增加万元。二、装置概况及特点1装置规模及组成蜡油加氢精制装置技术改造原料处理能力为100万吨/年，年开工时数8400小时。本装置为连续生产过程。主要

3、产品为蜡油、柴油、汽油。本装置由反应部分、循环氢脱硫部分、氢压机部分（包括新氢压缩机、循氢压缩机）、加热炉部分及公用工程部分等组成。2生产方案混合原料经过滤后进入缓冲罐，用泵升压，经换热、混氢，再经换热进入加热炉，加热至350C后进反应器进行加氢， 反应产物经换热后进热高分进行气液分离，气相进一步冷却，进冷高分进行气液分离，气相进新增的循环氢脱硫塔脱硫后作为循环氢与新氢混合，组成混合氢循环使用；液相减压后至热低分，热低分的液相至催化裂化装置。热低分气相经冷凝冷却至冷低分，冷低分的液相至汽柴油加氢装置。3.装置平面布置在总体布置，节约用地的基础上， 根据生产流程、防火、防爆、安全、卫生、环境保护

4、、 施工、检修等要求，结合场地自然条件，紧凑、合理地布置。力求工艺流程合理，物料流线 短，并充分依托、利用现有设施和资源，节约建设投资，同时满足生产、操作、节能、有利 管理的要求。本装置建东有#3常减压蒸馏装置，建南是常减压装置的原料罐区，建西是延迟焦化装置，建北与催化重整装置组成联合装置，加热炉、氢压机、控制室等集中布置，功能分区，保留 6米宽的消防、检修通道，达到节约用地、节能、安全、紧凑的要求。防火间距符合规范。4工艺技术特点为避免原料油与空气接触氧化产生聚合物，减轻高温部位的结焦，故在原料油缓冲 罐的罐顶采用了燃料气保护。原料油经预热后与氢气在换热器前混合，这样可提高换热器的换热效率，

5、减少进料 加热炉炉管结焦。 在热高分顶出口空冷器上游设置注水设施，避免铵盐析出堵塞管线和设备。 循环氢系统增加脱硫塔，进行脱除硫化氢。在反应部分的流程设计中，考虑了催化剂预硫化设施。预硫化采用液相预硫化方法， 预硫化油为直馏煤油，硫化剂为二甲基二硫。催化剂再生按器外再生考虑。分馏部分采用单塔汽提流程，即从反应油气中分离出来的液相反应生成油先进入脱 硫化氢塔，用过热蒸汽汽提方法将硫化氢脱除，然后至催化装置热进料或者冷却后去罐区。 脱硫化氢塔脱除的含硫化氢干气自压至制氢装置或干气脱硫装置。本装置的最主要工艺特点就是采用了热高分流程。热高分流程能充分地利用热能， 降低能耗，它主要是将反应生成物经热高

6、压分离器及热低压分离器分离后，大部分的液相物料不必经过冷却后再换热的过程，而直接由分离器压至分馏部分，这样使热量得到了最有效的利用。三、原材料及产品性质1原料本装置的原料为焦化蜡油和减压蜡油的混合原料。表1原料油组成（设计值）原料名称焦化蜡油减压蜡油合计原料组成（W%）3565100万吨/年3565100表2混合原料油的主要性质（设计值）名称焦化蜡油减压蜡油混合油密度 20 C g/cm3馏程CIBP29445529510%354-38230%37351041050%408-44570%43052047590%480-512EBP520545545硫m%氮g/g476018502869本装置的

7、补充氢由80万吨/年连续重整装置提供，其组成详见表3表3新氢组成（设计值）组成H2C1C2C3C4C5V %902. 产品本装置的主要产品为汽油、柴油和蜡油。表4产品的主要性质（设计值）名称汽油（初期）柴油（初期）蜡油（初期）密度(20 C ) g/cm3馏程 CIBP5617837010%8919539830%10222541350%12226844470158332510FBP175352540硫g/g104001100氮g/g21350十六烷值483.辅助材料性质催化剂及保护剂的物化性质表5催化剂及保护剂物化性质保护剂和催化剂FZC-100FZC-102BFZC

8、-103FF-14保护剂保护剂保护剂催化剂形状七孔球拉西环拉西环三叶草MoO 3, m%-,m%-,m%-P, m%粒径，mm15 18内孔径，mm-长度，mm3103838孔容，mL/g比表面，m2/g130260330150220> 160堆积密度，g/cm3压碎强度，N/mm< 200（N/粒）催化剂形态氧化态氧化态氧化态氧化态第一周期寿命，a3333总寿命，a3336甲基硫市售工业标准苯甲酸胺市售工业标准直馏煤油四、生产工序本装置的生产工序分为反应、分离和循环氢脱硫三部分。1. 反应工序混合原料自装置外来， 在原料油缓冲罐液面控制下，通过原料油过滤器进入原料缓冲罐。自原料缓

9、冲罐出来的原料油经原料泵升压后，在流量控制下，经换热器换热后与混合氢混合,经反应流出物/混合进料换热器换热后进入反应进料加热炉加热至反应所需温度后进入加 氢精制反应器，在反应器内进行加氢反应，主要是脱除其中的有机硫、氮、氧化物，以及烯 烃饱和，以提高汽柴油的质量。反应产物进入产物分离器，经气液相分离，气相经氢气循环 机作为循环氢，液相则进入分馏系统。2. 分离工序分离工序是将加氢反应后的生成油中的H2S、NH3、H2O脱除，以保证产品中杂质含量合格。反应生成油(柴油蜡油混合组分)从热低分D603进入脱硫化氢塔，塔底用过热蒸汽汽提，以达到脱除杂质的目的。热低分的汽柴油组分直接进柴油加氢装置。3.

10、 循环氢脱硫工序自D-604顶部出来的冷高分气(循环氢)经脱硫塔前分离器(D-621)分液后进循环氢脱硫塔(C-603)，由溶剂再生装置再生后的贫胺液经贫胺液水冷器(E-611)、贫胺液罐(D-620)、贫胺液泵(P-618/后进入C-603作为吸收剂吸收循环氢中的硫化氢，通过调节冷却水量控制进 C-603的贫胺液与脱硫气体的温差为5C。C-603底部的富胺液回加氢裂化胺再生装置再生。五、装置的生产原理焦化蜡油和减压蜡油在一定的温度、压力下，借助于催化剂进行加氢脱金属、脱硫、脱 氮、烯烃和芳烃饱和、部分转化等反应，同时对含硫量较高的循环氢进行脱硫。从而使精制 蜡油符合催化裂化装置进料的要求。加

11、氢精制经过几十年的发展，工艺技术水平有了很大提高，并趋于成熟。FF-14催化剂是针对蜡油而开发的加氢精制催化剂，它具有孔结构合理、酸性适中等特点，中型加氢装置评价结果表明：FF-14催化剂在保持高加氢脱氮活性的同时，催化剂的加氢脱硫活性明显高 于参比剂，可以提高蜡油加氢精制装置脱硫能力，并且不降低脱氮和芳烃饱和能力。故本次设计采用FF-14催化剂。本次蜡油加氢精制装置技术改造，利旧原汽柴油加氢精制装置，工艺流程仍采用热高分 流程，新增循环氢脱硫系统，停开分馏塔C602。六、工艺流程说明温度80C的减压蜡油和焦化蜡油在罐区用泵送入装置后按一定比例混合，通过原料油过滤器(FL-601/除去原料中大

12、于25微米的颗粒后，进入原料油缓冲罐(D-601)，该罐顶用燃料气进行气封，以达到隔绝空气、防止油品氧化之目的。然后用进料泵(P-601/将混合蜡油从D-601抽出升压后，经原料油/精制蜡油换热器(E-604/换热后与混合氢混合，该混合进料经 反应流出物/混合进料换热器(E-601/AC)换热后进入反应进料加热炉(F-601)，加热至350 C(末期375 C )后进入加氢精制反应器 (R-601)。由R-601出来的反应物经 E-601/AC与混合进料换热温度降至220 C后，进热高压分离器(D-602)。热高分气体经热高分气/混合氢换热器(E-602)、热高分气空冷器(A-601/AD)、

13、热高分气冷却器(E-603)冷至45 C后进入冷高压分离器(D-604)进行油、气、水三相分离。 为防止热高分气在冷却过程中析出铵盐，堵塞管路和设备，通过除盐水泵(P-602/AC)抽取除盐水罐(D-611)的除盐水，注入 A-601前。自D-604顶部出来的冷高分气(循环氢)经脱硫塔前分离器(D-621)分液后进循环氢脱硫塔(C-603)，由加氢裂化胺再生装置后的贫胺液经贫 胺液水冷器(E-611)、贫胺液罐(D-620)、贫胺液泵(P-618/后进入C-603作为吸收剂吸收循环 氢中的硫化氢，通过调节冷却水量控制进C-603的贫胺液与脱硫气体的温差为 5 Co C-603底部的富胺液回加氢

14、裂化胺再生装置再生。脱硫后的循环氢经循环氢压缩机入口分液罐（D-610）分液、循环氢压缩机（K-602）升压后，与来自新氢压缩机（K-601/出口的新氢混合成为混合氢循环使用。D-604的油相经液控阀降压后进入冷低压分离器（D-605）。D-602的热高分油经液控阀降压后，进入热低压分离器（D-603），D-603气相经热低分气冷却器（E-605）冷却到45 C后与冷高分油混合进入冷低压分离器（D-605）。D-603底部的热低分油（精制蜡油）进入脱硫化氢塔，塔底用过热蒸汽汽提，以达到脱除杂质的目的。C601底油与原料油在 E-604/换热至160 C后作为热出料至催化裂化装置。停工时精制蜡油

15、通过精制蜡油空冷器 A-604/AD冷却至90 C去罐区。D-605的冷低分油（汽柴油），去柴油加氢 精制装置。停工时去罐区。D-604、D-605底部排出的含硫污水自压至酸性水处理装置。D-605顶部的含硫气体，自压至140万吨/年加氢裂化装置脱硫塔。D-610排放的废氢自压至火炬管网。压力为的补充氢由连续重整装置来，经新氢压缩机入口分液罐（D-608）分液后，再经新氢压缩机（K-601/升压后与K-602出口的循氢混合成为混合氢。七、加工方案1物料平衡表6 蜡油加氢精制装置技术改造物料平衡物料名称wt%kg/ht/d104t/y入方焦化蜡油41670减压蜡油77377重整氢3748贫胺液7

16、9000注水15000合计216795出方精制汽柴油530精制蜡油116524含硫干气531含硫污水17044富胺液81664损失502合计2167954. 消耗指标表7蜡油加氢精制装置技术改造能源消耗项目消耗量单位耗量燃料低热值或单位能耗能耗换算系数数量单位数量单位数量Kcal/t原料MJ/t原料循环水t/ht/t原料kcal/t10002226除盐水t/h15t/t原料kcal/t2500315污水t/ht/t原料kcal/t8000242电度/ht原料kcal/kwh300063800蒸汽t/h18t/t原料kcal/t880000133056蒸汽t/h-15t/t原料kcal/t760

17、000-95760净化风Nm3/h120NM3/t原料kcal/Nm 3400403燃料气kg/h342kg/t原料kcal/kg1003728834合计1331165. 辅助材料及消耗表8 蜡油加氢精制装置技术改造辅助材料消耗序号名称型号或规格一次加入量吨（m3）备注1催化剂FF-14(85)一次装量2保护剂FZC-100()一次装量3保护剂FZC-102B()一次装量4保护剂FZC-103()一次装量5惰性瓷球188429 ( 16)4 ( 2)7 (4)一次装量 一次装量 一次装量6二甲基二硫桶装一次硫化6. 主要操作条件表9主要操作条件表序号设备名称温度（C）压力MPa(G)体积空速h

18、-1氢油体积比（V）1反应器（R-601 ）入口 :350（初期）375（末期）入口 ： 氢分压：（初期） （末期）4502热高压分离器（D-602）2203热低压分离器（D-603）2204冷高压分离器45序号设备名称温度(C)压力MPa(G)体积空速h-1氢油体积比(V)(D-604)5冷低压分离器(D-605)456循环氢脱硫塔(C-603)507.操作条件的影响加氢反应器影响加氢转化催化剂活性因素甚多，不同使用条件如温度、压力、空速、H2/油，将直接影响原料中有机硫的转化率，故选择合适的操作条件对有机硫加氢转化活性极为重要。 反应温度有机硫加氢转化反应是放热反应，因此从热力学角度看，降

19、低温度有利于转化反应，温度越低，有机硫的平衡浓度愈低， 但因为加氢转化反应的平衡常数较大，因此从提高反应速度着想，反应应在较高温度下进行。因此操作温度一般为 280370Co如400C就有可能产生聚合结焦副反应(尤其对C7以上重质烃最重要)。当温度超过430 C时可能发生析炭反应， 放出的大量热使催化剂床层飞温，损坏催化剂和设备。因此，反应温度应严格控制，特别是 对含烯烃较多或碳氧化物含量较高的原料，反应起始温度不要控制的过高。 操作压力从反应式可知，加氢反应所得产物，其总分子数稍有减少，因此，提高压力有利于反应向生成物方向进行。反应速度与压力的次方成正比，同时，提高压力可抑制结焦反应的发生，

20、有利于保护催化剂的活性和延长催化剂的使用寿命。 氢油比在加氢系统中，氢分压高对加氢反应在热力学上有利，同时也能抑制生成积碳的缩合反应.维持较高的氢分压是通过大量氢气循环来实现的。因此，加氢过程所用的氢油比大大超过化学反应所需要的数值，提高氢油比可以提高氢分压。有利于传质和加氢反应的进行；另外，大量的氢气还可以把加氢过程放出的热量从反应器内带走，有利于床层温度的平衡。但是氢油比的提高也有一个限度，超过了这个限度，使原料在反应器内停留时间缩短，加氢深度下降，同时增加了动力消耗，使操作费用增大氢油比也不能过小，太小的氢油比会使加 氢深度下降，催化剂积碳率增加，同时，换热器、加热炉管内的气体和液体变得

21、不稳定，会 造成系统内的压力、温度波动。因此，要根据具体操作条件选择适宜的氢油比。本装置的氢 油比设计值为450: 1(体积)。氢油比在正常生产中一般不作较大的调节。如由于客观原因因 循环量达不到要求，那么只能通过降低进反应器的原料油来满足氢油比的需要。 空速对氢解反应影响较大，由于反应属内扩散控制，空速太高，原料烃在催化剂床层中停留时间缩短，含硫的原料未能进入内表面即穿过催化剂床层，使加氢反应不完全，同时也降低了催化剂的内表面利用率。实际操作中，空速太低又会降低设备生产能力，本装置设计空速为。在保证出口硫合格 的情况下，尽可能提高空速。空速大小的调节是通过提高或降低原料油进反应器的流量来实

22、现的。脱硫化氢塔 吹汽量严格控制好塔底吹汽量，使生成油中的硫化氢、氨水能从塔顶完全脱除。正常生产时吹 汽量为塔进料量的（体积）。 塔顶压力汽提塔压力控制是为了保证汽提完全脱除硫化氢和氨水等杂质，并且稳定与分馏塔之间的差压，从而达到合格的原料稳定的进分馏塔，在正常生产时控制压力在之间，它是通过回流罐排放不凝气的多少来控制的。 汽提塔进料温度是汽提塔汽提效果好坏的重要因素。进料温度的下限是以能满足汽提塔操作，达到预期的效果，使汽柴油腐蚀合格为界。 而其上限为控制塔顶挥发物最少量携 带油为界。正常生产时控制其进料温度193203之间。其温度是由热高分 D602温控来决定的，所以在正常生产中一般是不作

23、调节，只需稳定D602的入口温度即可。 控制好进料量和塔底抽出量搞好塔的物料平衡，正常生产时保持塔的液位 4060%。脱硫化氢塔回流罐 控制好回流罐压力，严禁压力波动引起冲塔。 控制好油水界面，防止界面过低引起含硫污水带油。以及界面过高引起回流带水。7. 生产控制分析表10分析化验项目表分析项目混 合原 料 油冷 低 分 油精 制 蜡 油酸性水贫 胺 液富 胺 液酸 性 气新 氢脱硫前 循环氢脱硫后 循环氢次/小时次倜次/小时比重1/241/241/241/241/11/11/241/241/241/24馏程D86/D11601/241/241/24总硫1/481/241/24总氮1/481/

24、241/24碱性氮1/721/241/24凝固点1/481/241/48残炭1/72水份1/48硫化氢（H2S）1/241/241/241/241/241/241/24氨（NH 3）1/24PH值1/24胺含量1/241/24气体组成1/241/241/241/24CO+CO21/48八、自动控制部分1. 本装置采用DCS控制系统，对控制点进行分散控制和集中管理，装置设独立运程控制站和操作站，但上位计算机、打印机、数据库与#3FCC、重整装置资源共享，充分发挥联合装置和DCS控制系统优越性，提高经济效益。2. 本装置控制以单参数控制为主，辅部分串级，分程和选择控制。3. 装置反应系统的压力用冷

25、高分的气相压力为基础控制点，以此压力分别控制2台新 氢压缩机出口返回入口的氢气循环量，保证反应系统的压力稳定在控制点上。4. 对于维持反应系统的氢分压，采用循环氢压缩机入口分液的气相压力为控制点，控 制其顶部废氢的排放量。5. 循环氢压缩机与重整装置的循环氢压缩机采用一套控制系统（PLC）,机柜、卡件箱等 设备共用，但操作站各自独立，互为备用，操作站设在氢压机房操作室内，部分关键信号参数送至中央控制室 DCS控制系统。6. 本装置报警信息分为 DCS内部检出一般报警和 ESD生成跳闸报警，可在CRT屏幕 上显示和打印机打印，并同时可通过音响向操作人员进行报警提示。7. 本装置设计考虑一套 ES

26、D（PLC）紧急停车自动联锁保护系统，以保证装置的安全生 产，根据工艺的要求，内容如下：系统紧急泄压根据本装置工艺特点，正常生产时反应热不是很激烈，床层温升一般不会出现徒然上升，系统紧急泄压设计手动（遥控）方式，即在反应器温度超温或循环氢压缩机停车使反应器升高超高限，或其它危及装置安全的情况出现时，由人工判断，如需要紧急泄压，则人工启动ESD系统中的紧急泄压按钮，系统紧急泄压时联锁内容为： 紧急泄压阀自动打开。 高压进料泵 P601/A、B停车。 进料加热炉F601熄主火嘴。进料加热炉F601 反应器入口温度超高限时，人工判别，手动停炉(熄主火嘴)。 燃料气压力低于主火嘴所需操作压力时自动停炉

27、(熄主火嘴)。a) 热高分液位超低，切断热分至热低分调节阀。b) 冷高分液位超低，切断冷高分至冷低分调节阀。c) 循环氢入口分液罐液位超高，循环氢压缩机停车。d) 在ESD操作面板上设置 K601/AB , K602 , F601手动停车或停炉按钮。e) 氢压机单体联锁。九、装置内外关系系统应向本装置提供原料以及常用的水、氮气、开工蒸汽、风、燃料气等。蜡油加氢精制装置技术改造的边界条件如下：表11界区条件表序号物料名称流里kg/h公称直径DNmm温度c压力MPa(g)协作关系1新鲜水150常温<由管网来2除盐水15000100常温由管网来3生活水25常温由管网来4循环冷水26497035

28、033由管网来5循环热水26137035043至管网6中压蒸管网来6低压蒸管网7低压蒸汽3000150200自管网来8高压氮气15常温由管网来8中压氮气50常温由管网来8低压氮气300Nm3/h80常温由管网来9净化风120Nm3/h50常温<由管网来10非净化风烧焦2100 Nm3/h (max)100常温<由管网来11燃料气342100常温由管网来12重整氢374820020由连续重整装置来序号物料名称流里kg/h公称直径DNmm温度C压力MPa(g)协作关系13放空气400150至火炬管网14焦化蜡油416701506090

29、由 #1601#1602 罐来15减压蜡油773772006090由 #1655#1658 罐来16贫胺液7900020050由加氢裂化装置来17富胺液81664150<60去加氢裂化装置 富胺液闪蒸罐(D-3304)1830%碱液50常温由工厂管网来19精制蜡油热出料116524200160去#1、#3催化裂化装置20精制蜡油冷出料116524200<90去 #195#198 罐， #1605#1606 罐21汽柴油正常出料5305045去直馏柴油加氢 装置22汽柴油停工出料5305045去 #1651#1652 罐23酸性气5315045去加氢裂化装置 脱硫塔24含硫污水170

30、4410045去酸性水汽提装 置25污油100<90管道不变，新增伴 热八、26富胺液停工出料100<60自压去加氢裂化装置第二章设备简介本装置设备类型包括加热炉,反应器，汽提塔、分馏塔、空冷、冷换器、氢压机、机泵、容器等。、加热炉本装置共有2台加热炉及一套加热炉烟气余热回收系统。1反应进料加热炉（F601）根据流量及压降要求，反应进料加热炉采用对流辐射型、双面辐射室卧室立式炉。介质流型设计状态为雾状流。炉辐射室采用单排双面辐射，按其压力等级及其进出口温度，管材采用TP321，其特点是炉管受双面辐射，沿炉管圆周方向受热均匀，又由于是卧管，燃烧器 沿长度方向均匀分布，使炉管沿长度方向

31、受热也比较均匀，而且也充分发挥了TP321炉管材质的作用。对流部分上部走过热蒸汽，下部走反应物料，其压降能满足要求。 鉴于烧瓦斯，为提高加热炉热效率，对流段炉管除遮蔽管外，均采用翅片管。辐射段炉管采用Cr25Ni20管架支撑，燃料器采用底烧扁平焰燃烧器，共40台，其中有一部分作长明灯用，保证燃气的安全。经计算该炉的热效率为83%左右.该炉的总设计热负荷为7. 198MW。2 .分馏塔底重沸炉（F-602）（停用）分馏塔底重沸炉采用对流 一一辐射型的立管园筒炉，炉管材质为碳钢，对流段炉管除遮蔽管外，其余为翅片管，燃烧器采用四型燃烧器。为进一步提高加热炉的热效率，采用一套 自成系统的烟气余热回收系

32、统，可使本炉热效率达到88%以上。余热回收系统的换热设备，采用带全方位吹灰器的热空气预热器。总设计热负荷9. 665MW。以上两台加热炉的对流室均设有吹灰器和清扫孔。可定时吹灰，使对流传热保持在最佳状态。、压缩机1 循环氢压缩机（利旧）t级离心式压缩机，型号为选用沈阳鼓风机厂引进按新比隆技术生产的垂直剖分式BCL407，驱动机为杭州汽轮机厂配套生产的背压式蒸汽透平机，不设备机。2 新氢压缩机（利旧）选用对称平衡型往复式压缩机，二级压缩，二列布置，最大活塞力40吨，驱动机为增安型无刷励磁同步电机。设计选用两台压缩机，一台操作，一台备用。三、非定型设备本装置中非定型设备共有 44台，金属总质量约为

33、1100吨。所有非定型设备均由国内制 造，部分材料如、BHW35考虑进口。主要非定型设备简述如下：1. 加氢精制反应器（R601）（利旧）采用热壁式结构，内设两段催化剂床层，并有进料分配器、冷氢箱、出口收集器等设施。规格：$ 3400*133*22310，总质量约吨，可拆内件约16吨。2. 脱硫化氢塔（C601）（利旧）脱硫化氢塔采用20层浮阀塔盘，塔底部有汽提蒸汽入口，用于过热蒸汽汽提用。规格：$2000/（）3000*12+3/16+3*29070，总质量约吨，可拆件约吨。3. 分馏塔（C602）（停用）分馏塔采用30层浮阀塔盘，塔底用重沸炉加热循环。规格：$ 2400/ $ 300014

34、*38200，总质量约吨，可拆内件约12吨。4. 循环氢脱硫塔（C603）塔采用20层单溢流浮阀塔盘。规格： $1600*21000。5. 冷换设备（利旧）高压部分选用 V型管系列换热器，换热管规格为 $19;低压部分采用浮头式系列换热器， 换热管规格为$25。反应流出物/混合进料换热器（E601 /A、B、C）的规格为：BIU1400 ,单台质量约 53吨。196. 容器（利旧）在油、气、水三相分离的冷高压分离器和冷低压分离器的设计中，采用立式容器，为保 证油水的分离，容器中设置了凝聚器，以减少油中水雾的夹带。热高压分离器（D 602）的规格为：$ 300070*12914，总质量约70吨。

35、7. 进料泵（P601/A、B）（利旧）采用筒形多级离心泵，驱动机可使用隔爆型（YB）或增安型（YA）系列异步电机。进料泵从国外引进，一台操作，一台备用。四、设备一览表1. 反应器位号名称规格型号nrr /Hr 久才压力MPa温度C介质主体材质设计操作设计操作R601加氢反应器0 3400*133*22310+TP309L+TP347L420415蜡油、H2、H2S序号编号设备名称规格型号本体材质介质压力MPa温度C内径X高逼厚mm设计操作设计操作1C601汽提塔0 2000/3000*12+3/16 +3 * 29070蜡油、H2S、蒸汽、 汽油182/1822C602 （停用）分馏塔0 2

36、400/ 0 3000*1382004*汽、柴油161/2923C603循环氢脱硫塔0 160021000 (T/T )16MnRMDEA、水、循环氢150503容器序号编号名称规格型号容积m3介质温度C压力MPa设计操作设计操作1D601原料油缓冲罐 4000 X 19456 X16混合蜡油70802D602热高压分离器 3000 X 13458 X73蜡油、汽柴油、H2S、H22502203D603热低压分离器 3000 X 16028 X28蜡油、汽柴油、H2S、H22702204D604冷高压分离器 2446 X 12281 X58汽柴油、HQ、H2S、H270455D605冷低压分离

37、器 1400 X 10604 X14汽柴油、HQ、H2S、H2100456D606脱硫化氢塔底回流罐 2000 X 7108 X 14轻烃、H2S、H2O80457D607 （停用）分馏塔顶回流罐 2600 X 7404 X 1：2汽油、H2S、H2O80458D608新氢分液罐 1200 X 4306 X 16氢气60209D609循环氢缓冲气罐 377 X 2509 X 14新氢、硫化氢、轻烃705010D610循环氢压缩机入口分液罐 1400 X 9351 X 46循环氢、硫化氢、轻烃704511D611软化水罐 1200 X 5179 X6软化水、净化水17040常压12D612硫化剂

38、罐 2000 X 11502 X12硫化碳常温常温13D613缓蚀剂罐 800 X 2317 X8苯甲酸胺常温常温常压常压14D614分散剂罐0 600 X 1400 X 16水、分散剂80常温常压常压15D615放空罐 3000 X 9108 X 14 61油气705016D617污油罐 1600 X 6900 X8污油17050常压常压17D618碱罐 1400 X 3060 X8330% NaOH50常温常压常压18D619氨罐 1400 X 7764 X 14液氨130常温19D620贫胺液罐 3200 X 4600水、MDEA8050常压200mmH20D621脱硫塔前分液罐 600

39、 X 3660循环氢、硫化氢、轻烃80452O21D622贫胺液水封罐 400 X 1000水、氮气7050常压常压4. 换热器序编号设备名称规格型号型式压力MPa温度C介质号设计 （壳 /管）操作 （壳 /管）设计 （管 / 壳）操作 （管 /壳）壳程管程1E601A反应流出物/混合进料 换热器LU1200X300-191U型350/415285/420反应流出物混合进料2E601B、C反应流出物/混合进料 换热器LU1100X 300-19IU型300/370144/355反应流出物混合进料3E602热高分气相/混合氢换 热器LU600X 200-19IU型9220/71240/160混合氢热高分气相4E603热高分气相换热器LU700X 350-19IU型63/7033/55热高分气、H；:循环