推迟焦化阐明书解读

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　　1、式5-1安徽实华工程技能 股份有限公司说 明 书档案号 11131D-01-Y-1 / 明共 52页第 1 页版次 第 0 版安徽实华工程技能 股份有限公司说 明 书档案号 11131D-01-Y-1 / 明共 52页第 2 页版次 第 0 版目 录1概述（4）1.1 规划依据（4）1.2 规划规划（4）1.3 设备概略（5）1.4 首要技能特色（6）2质料与产品（8）2.1 质料（8）2.2 产品（11）3首要操作条件（17）3.1设备的首要操作条件（17）3.1加热炉（19）4物料平衡（20）5工艺流程阐明（21）5.1 焦化部分（21）5.2 吸收安稳部分（24）5.3 干气、液态炫部分

　　2、（25）5.4 液态炫脱硫醇部分（26）6共用工程、辅佐材料耗费（28）7设备能耗核算（33）7.1 归纳能耗（33）7.2 节能办法（34）安徽实华工程技能 股份有限公司说 明 书档案号 11131D-01-Y-1 / 明共 52页第 3 页版次 第 0 版8出产操控剖析（34）9设备定员（36）10设备表里联络（36）10.1 质料与产品（36）10.2 共用工程（37）11设备界区条件 （38）12工艺设备（39）12.1 设备安置（39）12.2 工艺配管 （40）12.3 器件选用 （41）12.4 材料供应（45）12.5 管道预制及设备要求（46）12.6 管道隔热 （47）12

　　3、.7 管道支吊架（47）12.8 管道防腐（48）12.9 施工检验（49）12.10 施工应留意的问题（50）12.11 规划遗留问题 （50）13首要标准（50）安徽实华工程技能 股份有限公司说 明 书档案号 11131D-01-Y-1 / 明共 52页第 4 页版次 第 0 版1概述1.1 规划依据1.1.1 河北鑫海化工有限公司500万吨/年残次油加工扩建工程规划合同2011.9;1.1.2 河北鑫海化工有限公司500万吨/年残次油加工扩建工程规划合同-合同附件 一2011.9;1.1.3 河北鑫海化工有限公司 500万吨/年残次油加工扩建工程协调会会议纪要2011.9.28 ;1.1

　　4、.4 河北鑫海化工有限公司 500万吨/年残次油加工扩建工程规划对接会会议纪 要2011.12.15 ;1.1.5 关于河北鑫海化工有限公司 500万吨/年残次油加工扩建工程规划计划调整 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/年残次油加工扩建工程规划弥补合同2012.2 ;1.1.7 河北鑫海化工有限公司供应的当地水文气象、地质材料；1.1.8 河北鑫海化工有限公司供应的建造地详细勘探陈述2011.11 ;1.1.9 河北精美科技有限公司供应的河北鑫海化工有限公司4万吨/年焦化液态姓脱硫醇单元改造工艺包规划2011.11 ;1.1.10 建造方、制作方

　　5、和规划方一同签定的技能协议；1.1.11 河北鑫海化工有限公司供应的共用工程条件和外围边界条件；1.2 规划规划本项目规划规划为设备界区内的悉数工艺、设备、自控、设备、加热炉、电气、土建、给排水、采暖通风、总图规划。焦化设备的操控室、配电室和常减压设备共用安徽实华工程技能 股份有限公司阐明书档案号 11131D-01-Y-1 / 明共52页 第 5页版次 第 0版1.3 设备概略1.3.1 设备概略： 设备建造规划：100万吨/年；设备组成：本设备由焦化、吸收安稳、焦化干气液态烧脱硫及液态烧深度脱硫醇 四部分组成。出产办法本设备以减压渣油为质料，在温度为 496500C,压力为0.160.20

　　6、MPa的工况下, 通过裂解、缩合等一系列化学反响，使其转化成汽油、柴油、气体及石油焦等产品的 出产办法。设备首要产品及副产品：本设备的首要产品为焦化汽油、焦化柴油、液态烧、石油焦及少数焦化蜡油，同 时富产焦化干气。出产准则本设备年开工按8000小时计，连续出产。实施四班三倒制。（6）设备总台数本设备共有设备335台（套），详细见下表1-1表1-1 100万吨/年推迟焦化设备设备一览表序号内容单位焦化部分吸收安稳 部分脱硫部分全设备1塔类台543122容器台26514453冷换设备台3314474空冷器片426485机泵台（套）531412796紧缩机套117电梯台118联合加热炉台119小型设

　　7、备台42265010有井架水力除焦设备套22安徽实华工程技能 股份有限公司阐明书档案号 11131D-01-Y-1 / 明共52页 第 6页版次 第 0版11防爆抓斗桥式起重机套2212主动顶盖机套2213平板式主动底盖机套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耗费目标共用工程标准及耗费见表6.1-3及表6.1-4总能耗本设备总能耗为1583.17MJ/t质料。占地面积本设备占地面积20700平方米。设备定员本设备定员（四班三倒制），合计60人。出产岗位人员4X13=52人，出产管理与技 术人员8人。辅佐人员由鑫海公司一致考虑。

　　8、1.4首要技能特色1.4.1 本设备选用大型化、大循环比（可调）规划工艺 ，即“一炉二塔”且尽量多产 汽、柴油，少产蜡油计划；1.4.2 焦炭塔选用无堵焦阀暖塔工艺流程，缩短了焦炭塔油气预热时刻，避免过 去因为焦炭塔中部开口预热的老方法所构成部分应力会集而构成的焦炭塔开 裂。一同配设甩油罐，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 选用双面辐射加热炉，多点注汽、高流速、机械消焦等新技能，以延伸加 热炉开工周期。炉管外表在高度方向和长度方向的热强度散布更均匀，改进局安徽实华工程技能 股份有限公司说 明 书档案号 11131D-01-Y-1 / 明共 52页第 7 页版

　　9、次 第 0 版部过热，削减管内结焦。有用延伸了焦化油高温段停留时刻，进步液体产品收 率。每个炉膛在不罢工工况下能够独立消焦，削减非计划罢工；一同选用空气 预热器预热空气，进步加热炉的热效率。加热炉进料量、炉膛温度与燃料气设 置联锁操控，确保安全操作。火嘴选用扁平焰低NOx火嘴，以削减环境污染。1.4.4 分储塔塔内件首要选用浮阀塔板，操作弹性大，优化分储塔操作工况；一同最上面三层选用固舌塔板，有用避免塔板卡死睹塞。分储塔底设塔底循环 泵，促进分储塔底温度散布均匀，使加热炉进料条件趋于安稳，并且焦化油携 带的焦粉等杂质不易堆积。1.4.5 选用全蜡油下回流洗刷换热技能，以更好的操控蜡油质量、削减

　　10、产品焦 粉夹藏和更便利调理循环比。1.4.6 焦炭塔设注消泡剂设备，从焦炭塔顶向焦炭塔内注入消泡剂，下降泡沫 层高度削减焦粉夹藏，进步焦炭塔有用运用率。1.4.7 选用塔式油吸收密闭放空技能，削减焦炭塔吹汽对环境的污染，以利于油气别离，污油回炼。1.4.8 焦炭塔顶盖及底盖选用彻底密闭的主动卸盖机，替代原有杂乱的操作，不只 满意环保要求，进步操作安全性，并且能够减轻操作人员的劳动强度，节约操作时刻； 底盖机选用新开发的闸板阀方法主动底盖机， 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，运转成本低。1.4.9 焦碳塔除焦选用安徽实华工程技能股份有限公司和洛阳成达石化科技有限

　　11、公 司联合开发的次序连锁操控体系。该体系替代以往人工操作，下降工人劳动强度；为 缩短生焦周期供应重要支撑；通过优化操作参数的调理，可下降能耗；安全联锁，避 免因为人工操作失误产生安全事故，一同有助于出产管理。1.4.10 吸收安稳部分选用惯例四塔流程；1.4.11 脱硫部分选用醇胺溶剂脱硫，溶剂再生后循环运用的计划；1.4.12 液态烧选用深度脱硫专利技能，液态烧产品质量得以大幅进步；1.4.13 焦炭塔选用双塔单井架水力除焦方法，可节约约20%的钢材。1.4.14 焦化富气选用紧缩和双塔吸收的工艺计划，为进步吸收作用，削减干气中的C3组分的含量，汽油吸收塔设一个中段回流；安徽实华工程技能 股

　　12、份有限公司阐明书档案号 11131D-01-Y-1 / 明共52页 第 8页版次 第 0版1.4.15 切焦水选用一级二级沉积、主动反冲洗过滤、罐式储存等技能，削减占 地和环境污染。1.4.16 完善的低温热运用体系，充沛收回焦化设备低温位热量。1.4.17 首要工艺及设备技能来历在舁 厅P技能称号技能来历补白1焦化加热炉规划技能安徽实华包括：双面辐射、多点注汽2双塔单井架水力除焦技能安徽实华两塔共用一个井架3焦炭塔主动顶卸盖机技能涧光石化包括：主动开合技能4焦炭塔主动底卸盖机技能涧光石化全封闭，闸板阀主动底盖机5焦炭塔操作顺控及联锁体系安徽实华、洛阳成达安全联锁，次序操控2质料与产品2.1原

　　23、.437安稳塔顶温度C7238安稳塔顶压力MPa (g)1.239干气脱硫塔温度C4040干气脱硫塔压力MPa (g)0.6541液态烧脱硫塔顶温度C4042液态烧脱硫塔顶压力MPa (g)0.9543碱液冉生塔顶温度C4044碱液冉生塔顶压力MPa (g)0.250.3安徽实华工程技能 股份有限公司阐明书档案号 11131D-01-Y-1 / 明共52页 第 19 页版次 第 0 版3.2 加热炉焦化加热炉（F-1001）规划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，辐射排管选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

　　24、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，安置在对流顶部。加热炉联合油+轻蜡油规划热负荷为52.329MW （4485X104 kcal/h ）,过热蒸 汽规划热负荷为1.17MW （100.29X104 kcal/h ）。炉底柱中心距为24190mm X 20000mm ,加热炉总高度为20900mm （含炉顶热烟道，不含独立烟囱）。空气预热器落地安置；依据本设备加热炉的详细特色，为了确保加热炉体系长周 期高效率的运转，空气预热器规划为两级串联预热器，具高温部分为翅片管直接换热， 中低温端为热管。为维护烟气引风机，进一步进步加热炉的热效

　　25、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焦化加热炉首要规划参数设备规划规划（万吨/年）100依照新鲜进料量加热炉总热负荷MW47.745辐射室热负何（MW33.153对流室热负荷（MW14.592其间蒸汽过热负荷1.2工乙介质流里（kg/hr）225000工艺介质进炉温度（C）315工艺介质进辐射室温度（C）395工艺介质出炉温度（C）495对流室均匀管壁热强度（W/m2）16239辐射室均匀管壁热强度（W/m2）35622安徽实华工程技能 股份有限公司阐明书档案号 11131D-01-Y-1 / 明共52页 第 20 页版

　　28、制阀后打入焦化分储塔 C-1002的底层及5层换热段，与来自焦炭塔(C-1001/ A.B)顶的417c热油气触摸换热。质料油与热油气中被冷凝的循环油一同 流入塔底，塔底联合油在314c下通过滤器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 射室别离注3.5MPa蒸汽，以避免炉管结焦。通过加热炉对流段、辐射段联合油被快 速加热到496500c后通过四通彳进入焦炭塔 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因为高温文长停留时刻，产生裂 解、缩合等一系列反响

　　29、，最终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储塔(C-1002)换热板下。从焦炭塔顶流出的417c热油气在分储塔换热段与质料油换热后，循环油流入 塔底，其他很多油气经10层换热板进入集油箱以上分储段。从下往上分储出重蜡油、 蜡油、柴油、汽油和富气。分储塔底循环油(314C)通过滤器SR-1003后，用塔底循环油泵P-1003打循环以 避免塔底结焦。重蜡油自重蜡油集油箱(361 C)由重蜡油泵(P-1009/A.B)抽出，至吸收安稳安徽实华工程技能 股份有限公司阐明书档案号 11131D-01-Y-1 / 明共52页 第 22 页版次 第 0 版作安稳塔底重沸器

　　30、（E-1206）及解析塔底重沸器（E-1202）的热源，再进蜡油-质料 油换热器（E-1008/A.B）与质料油换热至210c后，至蜡油蒸汽产生器（E-1007）作 为其热源后，分红二路：一路作回流，别离回来到集油箱下和分储塔第13层塔板，以调理集油箱气相温度，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90c后分三路：一路作为产品送出设备，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（ 330C）自流至轻蜡油汽提塔（C-1003）,经蒸汽汽提后

　　31、其汽提蒸汽回来到分储塔第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）进口。中段回流从第20层塔板（ 307C）由中段回流泵（P-1005/A.B）抽出，经中段回 流蒸汽产生器（E-1003）管程，换热到210c后回来到22层塔板作回流。柴油从第23层塔板（221C）自流至柴油缓冲罐（D-1010），经柴油泵P-1010/A.B 抽出，至柴油-质料油换热器（E-1005）与质料油换热，被换热到170C,又经富吸收 油换热器（E-1006 A.B）与富柴油换热到122C,再经柴油空冷器（A-1003/A.B）及 柴油水冷器（E-1004/A.B）冷

　　32、却到40c后分二路：一路作柴油产品出设备；另一路至吸收安稳再吸收塔（C-1204 ）顶作吸收剂，自再吸收塔（C-1204 ）塔底回来的富吸 收柴油经富吸收油换热器（E-1006 /A.B）与柴油换热到129c后回来分储塔作柴油回 流。分储塔顶循环回流自32层（129C）经分储塔顶循环回流泵（P-1004/A.B）抽出， 送到到顶回流-软化水换热器（E-1002）换热后，经分储塔顶回流空冷器（A-1002/AH ）, 冷却到55c回来分储塔35层，操控塔顶温度。分储塔顶油气（108C）在蒸发线上注入氨水、缓蚀剂、含硫污水后经分储塔顶 空冷器（A-1001/AJ）及分储塔顶水冷器（E-1001/A

　　33、F）,冷却到40C,进入分储 塔顶油气别离罐（D-1002）,别离罐顶部的焦化富气去富气紧缩机（K-1201）。底部 汽油经汽油泵（P-1007/A.B）送至吸收安稳部分的吸收塔（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：一路打入分储塔顶气相线上；另一路安徽实华工程技能 股份有限公司阐明书档案号 11131D-01-Y-1 / 明共52页 第 23 页版次 第 0 版送到富气空冷器进口( A-1201/A.B),还有一路出设备。焦炭塔小吹汽来的油气经大油气线进分储塔分储。焦炭塔大吹汽，给水冷焦产生的很多高温(180C)蒸汽及少数油气进入触摸冷却塔下段塔，

　　34、从顶部打入蜡油储分洗刷下油气中的柴油储分。重油段下段底用触摸冷却塔底泵(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，操控顶部气相温度；另一部分去分储塔回炼或送出设备。 当来自焦炭塔 的油气温度低于180c时，切换到触摸冷却塔上段用水洗刷，操控塔顶温度在145C, 进一步除掉夹藏的汽柴油储分。上段底部含油污水流入冷焦隔油池处理。顶部水蒸汽及少数轻烧经空冷器 A-1005/AH、触摸冷却塔顶水冷器(E-1009/AD)冷却到40 C,进入触摸冷却塔顶气液别离罐(D-1006),分出的污水由污水泵(P-1013/A.B) 送入冷焦水体系隔油池或酸性

　　35、水汽提处理，另一部分作水洗段回流，操控塔顶温度。 触摸冷却塔顶气液别离罐顶部的不凝气直接排入火炬体系。在冷焦水管线预留污水处理场浮渣回炼甩头，具有浮渣回炼工艺。排水污泥自排 水来，运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350c以上的高温焦床中突然汽化，其间的水、轻姓组份敏捷汽化进 入触摸冷却塔(T1103),体体灰分及难汽化的重烧沉降或吸附在焦碳塔上部的泡沫层 中，随石油焦一同出设备。当冷焦塔塔顶温度 350c时，焦炭塔进行给水冷焦。当冷焦塔塔顶温度低于150 C时，冷焦改溢流，一同停用触摸冷却塔体系。溢流时冷焦水从塔顶溢出，溢流水进 入冷焦水F

　　36、B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 55c后，入冷焦水储水罐 (D-1032)作为冷焦水循环运用。当焦炭塔顶温度降至90c以下时，冷焦结束，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-1034/A.B)抽出进行回炼或出设备。焦炭塔移送除焦班除焦。焦炭塔瓦斯预热进程中冷凝下的甩油，从焦炭塔底流到甩油罐( D-1005)。自甩 油罐底出来的甩油通过滤器(SR-1001/A.B)后用甩油泵(P-1012/A.B)抽出后分二 路：一路去分储塔

　　37、回炼，另一路经水箱冷却器(E-1011/A.B)冷却后出设备。安徽实华工程技能 股份有限公司阐明书档案号 11131D-01-Y-1 / 明共52页 第 24 页版次 第 0 版焦炭塔切焦用的高压水，由高压水泵(P-1016)送出，经三位操控阀送到水力切 焦器切焦。焦炭塔底出来的切焦水通过储焦池、切焦一沉积池、切焦二沉积池进入粉焦池， 用切焦水进步泵(P-1033/A.B)送至切焦水储罐，作切焦用水。5.2 吸收安稳部分自推迟焦化部分D-1002来的焦化富气进入紧缩机进口分液罐(D-1205),顶部 富气至富气紧缩机(K-1201),底部为凝缩油。富气经紧缩机紧缩至1.5MPa (g),别离出

　　38、部分凝缩油后与水洗水混合洗刷，经富气空冷器(A-1201/A.B)冷至50Co冷后富气与吸收塔(C-1201)底饱满吸收油、解吸塔(C-1202)顶气混合经富气冷却 器(E-1201/A.B)冷至40c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。自焦化分储 部分来的粗汽油进入吸收塔顶第 31层塔盘作吸收剂，部分安稳汽油进入吸收塔顶第 34层塔盘作弥补吸收剂。紧缩富气自吸收塔底进入，经34层单溢流塔盘与吸收剂逆向触摸。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

　　39、回流冷却器(E-1202/A.B)冷至40c回来吸收塔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40c回来吸收塔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触摸，塔底凝缩油至焦化分储塔，塔顶干气至干气 分液罐(D-1301),自再吸收塔(C-1204 )塔底回来的富吸收柴油至焦化富吸收油 换热器(E-1006 /A.B)。吸收塔底饱满吸收油由吸收塔底泵(P-1202/A.B)

　　40、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。在解吸塔中饱满吸收油自上而下，经 30层单溢流塔盘，逐渐开 温，解吸其间含有的 C2以下组分，抵达塔底成为脱乙烷汽油。解吸塔塔底重沸器 (E-1203)由焦化蜡油供应热量作为全塔热源。解吸塔顶气与富气空冷器后富气混合。安徽实华工程技能 股份有限公司阐明书档案号 11131D-01-Y-1 / 明共52页 第 25 页版次 第 0 版塔底脱乙烷汽油由安稳塔进料泵（P-1205/A.B）抽出，经安稳塔进料换热器（E-1204 /A.

　　41、B）与安稳汽油换热后进入安稳塔中部24层塔盘。安稳塔顶逸出气态始分两路，一路经安稳塔顶冷却器（E-1207/A.B）冷至40c后进入安稳塔顶回流罐（D-1204）, 另一路经热旁路调理阀直接进 D-1204,以操控安稳塔顶压力。D-1204底液态烧由稳 定塔顶回流泵（P-1206/A.B）抽出分两路，一路作为安稳塔顶回流，另一路至液态烧 脱硫塔（C-1302） o安稳塔底重沸器由焦化蜡油供热作全塔热源，脱乙烷汽油经安稳 塔分僧后，塔底脱除丁烷以下组分，成为安稳汽油。安稳汽油经安稳塔进料换热器（E-1204 /A.B）、安稳汽油空冷器（A-1202 /A.B）、安稳汽油冷却器（E-1205 /A

　　42、.B） 冷却至40C,由安稳汽油泵（P-1203 /A.B） 一部分作为产品出设备，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）,在罐内除掉带着的重姓;，进入干气脱硫塔（C-1301）底部。5.3 干气、液态烧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）,在罐内除掉 带着的重烧，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触摸，干气中的酸性物质 H2S、CO2被胺液吸收。脱除酸 性气后的干气进入坐落干气脱硫塔上方的干气溶剂沉降罐 （D-1302）,分

　　43、离带着的胺 液，净化后干气进入全厂燃料气体系。自吸收塔顶来的液化烧，进入液态烧脱硫塔（C-1302）底部。经13层筛孔塔盘 与从塔顶流下的贫胺液逆向触摸，液态姓中H2S被胺液吸收。净化后的液态姓从塔顶溢出，经液化烧溶剂沉降罐（D-1303）别离带着的胺液，再经烧碱混合器（M-1302 /A.B）,液化烧碱洗罐（D-1310）别离带着的碱液后进入烧水混合器（M-1301/A.B） 水洗，再进液化烧水洗沉降罐（D-1311）别离带着的水后的脱硫液化烧出设备。从干气脱硫塔和液态烧脱硫塔底流出的富胺液经塔底液控阀减压后送出设备边界线（去硫磺收回设备富液再生单元）安徽实华工程技能 股份有限公司阐明书档案

　　44、号 11131D-01-Y-1 / 明共52页 第 26 页版次 第 0 版5.4 液态烧脱硫醇部分液态烧脱硫醇包括液态烧预碱洗、抽提脱硫醇、液态烧水洗、剂碱再生四部分。5.4.1 质料要求脱硫醇反响与胺脱硫化氢相同， 都是化学吸附宽和吸进程。低温有利吸收，加温 有利解吸再生。选用助溶法强化脱硫醇技能后，尽管能够完结常温再生，但再生温度 不得低于30Co选用加氢汽油作为反抽提油时，为了进步油剂的别离作用，削减反 抽提油带碱，尤其是冬天要求合理操控液态烧来料温度，使再生温度操控在40c左右；为了削减尾气中的油气丢失，再生温度不高于50Co5.4.2 液态烧预碱洗部分预碱洗的首要意图，是为了脱除液

　　45、态姓中的硫化氢和夹藏的富胺液，避免抽提剂过早失活的一同，避免精制液态烧铜片腐蚀不合格现象产生。硫化氢和碱液之间的反响：H2s + 2NaOH - NaS + 2H2O（1）质料液态始与（D-1311）底部来的碱液在文丘里管（M-1311）内混合，再经静 态混合器（M-1312）充沛触摸反响，进预碱洗罐（D-1311）沉降别离，液态姓中的 硫化氢被脱除。预碱洗后的液态姓从（D-1311）顶压出，去脱硫醇。操控（D-1311） 界位，避免预减洗后液态烧带碱。预碱洗液态烧出口管线上设采样口， 定时进行硫化 氢含量测定，以确认是否替换碱液；预碱洗碱液设采样口，定时剖析碱浓度。因为焦化液态烧产值小，为了

　　46、避免预碱洗文丘里管（M-1311）不能使碱液正常循环，特添加预碱洗循环泵（P-1316A/B）,可选用强制循环的方法，确保预碱洗效 果。5.4.3 脱硫醇部分抽提脱硫醇的原理是运用硫醇的弱酸性与强碱反响构成硫醇钠，硫醇钠溶于碱液中，使硫醇从液态姓中脱除。反响方程式如下：RSH + NaOH - RSNa + H2O（2）在抽提脱硫醇的一同，抽提剂中的COS水解催化剂促进液态姓中COS的水解反 应。安徽实华工程技能 股份有限公司阐明书档案号 11131D-01-Y-1 / 明共52页 第 27 页版次 第 0 版COS+ H2O oh- -H 2S+ CO2H2s + 2NaOH - NaS +

　　47、 2H2O溶剂抽提脱硫醇选用两级抽提，都选用静态混合器组作为反响设备，确保油剂接 触传质作用的一同下降设备出资；预碱洗合格的焦化液态烧与泵(P-1311A/B)来的半贫溶剂经静态混合器 (M-1313A/B)充沛混合。完结一级抽提反响后，进一级沉降罐(D-1312)沉降别离， 富含硫醇钠的抽提溶剂由罐(D-1312)底部压出，经界位操控去再生部分。液态始自(D-1312)顶压出，与(P-1312/A.B)来的再生贫溶剂，进二级反响静态混合器(M-1314A/B)充沛触摸，进行二级抽提脱硫醇反响后，进二级沉降罐(D-1313)沉降别离。脱硫醇合格的液态姓从(D-1313)顶部去液态烧水洗脱去微量

　　48、溶剂后出设备。(D-1312)底部的半贫溶剂被泵(P-1311A/B)抽出，经界位操控送至一级反响混合 器(M-1313A/B )前。因为一二级抽提进程都选用强混合，所以(D-1312)和(D-1313)要有满足的沉 降别离时刻。规划剂油混合物停留时刻约 1小时。精制后液态烧出设备管路上设采样口，采样剖析脱硫醇和总硫作用，作为抽提操作调整的依据。循环剂管路上设采样口，采样剖析循环抽提剂碱浓度。5.4.4 溶剂再生部分工艺这部分包括两个进程：抽提剂氧化再生进程和溶剂被加氢汽油反抽提进程。含有硫醇钠的抽提溶剂，在氧化催化剂的存鄙人，硫醇钠被溶剂中的溶解氧氧化 构成二硫化物，抽提剂得以再生。催化剂2

　　49、RSNa + 1/2 O2 + H2O RSSR + 2NaOH二硫化物为油溶性物质，运用此特性用反抽提溶剂将二硫化物从脱硫醇抽提剂中 萃取脱除。自(D-1312)来的富溶剂与体系来的非净化风、反抽提油经静态混合器 (M-1007A/B)预混合，进入溶剂再生塔(C-1311)下部。通过塔内填料段进行再生 反响。抽提剂溶解的硫醇钠被氧化成二硫化物，并溶解于反抽提油中。抽提剂、反抽 提油自塔顶压出进三相别离罐(D-1315)进行别离，尾气经塔顶压控送尾气吸收罐安徽实华工程技能 股份有限公司阐明书档案号 11131D-01-Y-1 / 明共52页 第 28 页版次 第 0 版(D-1320)除掉大部

　　50、分带着的姓类后去火炬。吸收剂焦化柴油自焦化柴油外送泵调理阀前来，吸收后焦化柴油用反抽提油泵(P-1313B)泵送柴油加氢质料罐。再生好的贫溶剂经泵(P-1312A/B)循环运用；反抽提油跳过罐内隔板，自罐底 由反抽提油泵(P-1313A/B)抽出，部分由流量操控去再生塔静态混合器(M-1317A/B ) 前循环运用，部分经反抽提油液位操控出设备。溶剂体系管路、玻璃板液位计、容器底部及脱液包需伴热。依据时节合理操控液 态烧进料温度，如冬天温度低，循环剂管路上要考虑设加热办法，以确保溶剂不低于 30Co依据脱硫醇作用，脱硫醇循环剂需定时置换；换剂操作时留意先停反抽提油注 入和循环，避免退补剂过快至

　　51、反抽提油泵抽暇或液位超高。设备内设配剂储剂罐，毛病时也可作为体系溶剂的退剂罐。新再生塔投用时，会有少数的催化剂粉末。因此在贫溶剂泵(P-1312A/B)出口添加过滤器(SR-1311A/B),并使贫溶剂循环和再生塔副线都能够通过过滤器，保 证开工时将催化剂粉末滤出，一同过滤出体系的机械杂质。从再生注风到尾气排放，设备管线均需设置静电接地消除静电办法，以防万一。循环溶剂各段，如贫溶剂、半贫溶剂、富溶剂管线上均设采样口，用于碱浓度和 硫化物的剖析，作为换补溶剂的参阅。6共用工程、辅佐材料耗费6.1 共用工程6.1.1. 耗费量水耗费量见表6-16.1.2. 电耗费用电量见表6-.26.1.3. 蒸汽耗费蒸汽用量见表6-.36.1.4. 紧缩空气耗费量安徽实华工程技能 股份有限公司阐明书档案号 11131D-01-Y-1 / 明共52页 第 29 页版次 第 0 版紧缩空气耗费量见表6-46.1.5. 焚烧气耗费量燃料气耗费量4618kg/h表6-1水耗费量序号运用地自给水（t/h）排水（t/h）补白

　　2: 本站的文档不包括任何第三方供应的附件图纸等，假如需求附件，请联络上传者。文件的一切权益归上传用户一切。

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