113单元操作规程(最终版)综述

1、CHRP-113-EE-OM-0001-2011 脱硫联合装置操作规程版本状态：B1分发号：中海石油炼化有限责任公司惠州炼油分公司2011年01月01日发布 2011年01月01日实施目 录中海炼化惠州炼油分公司113单元脱硫联合装置操作规程 第227页 共394页第一章 工艺技术规程1第一节 设计概述1第二节 装置概况、特点及工艺原理2第三节 工艺流程说明4第四节 工艺指标8第五节 原材料指标10第六节 半成品、成品主要质量指标15第七节 公用工程（水、电、汽、风等）指标17第八节 主要操作条件及质量指标18第九节 原材料消耗、公用工程指标、能耗计算指标和节能措施20第十节 物料平衡24第十

2、一节 主要设备选择及工艺计算汇总25第十二节 生产控制化验分析26第十三节 装置内外关系29第二章岗位操作法32第一节 干气脱硫单元操作32第二节 液态烃脱硫单元操作43第三节 胺液再生单元操作55第四节 汽油脱硫醇单元操作64第五节 液态烃脱硫醇单元操作71第六节液态烃汽化单元操作84第三章 装置开停工规程96第一节 工规程96第二节 停工规程149第四章 设备操作规程185第一节 基础设备操作规程185第五章 事故处理221第一节事故处理原则221第二节紧急停工方法221第三节 事故处理预案239第四节 事故处理预案演练规定250第六章 仪表控制系统操作法252第一节 仪表控制系统概况及操

3、作252第二节 工艺操作仪表控制回路说明274第三节 工艺联锁逻辑控制说明298第四节 仪表投用、停用及注意事项299第七章 操作规定306第一节 定期工作规定306第二节 操作规定307第八章HSE规定309第一节 安全知识309第二节 安全规定316第三节 装置防风防台措施321第四节 本装置易燃易爆物的安全性质323第五节 本装置主要有害物质性质323第六节 装置污染物主要排放部位和排放的主要污染源325第七节 消防器材、设施使用方法及消防规定327第八节 职业卫生333第九章 附录343附表一 主要设备明细表343附表二 主要设备结构图353附表三 装置平面分布图370附表四 可燃气体

4、和硫化氢报警仪布置图371附表五 装置消防设施布置图372附表六 控制参数报警值373附表七 安全阀定压值385附表八 工艺流程简图387附录九 开工统筹图394附录十 停工统筹图395第一章 工艺技术规程第一节 设计概述1. 设计依据1) 中国石化工程建设公司编制的中国海洋石油总公司惠州炼油项目（脱硫联合装置和酸性水汽提 联合装置）基础设计文件（75233-01BD-14 及75233-01BD-16）。2006 年5 月。2) 中国石化工程建设公司编制的中国海洋石油总公司惠州炼油项目基础设计审查会专家意见答复及基础设计修改文件。3) 中国海洋石油总公司对惠州炼油项目基础设计的批复文件。4)

5、 北京石油化工设计院与中国石化集团洛阳石油化工工程公司召开的有关“中国海洋石油总公司 惠州炼油项目详细设计会议”的相关会议纪要。5) 北京石油化工设计院与中国石化集团洛阳石油化工工程公司签订的关于开展“中国海洋石油总公司惠州炼油项目（脱硫联合装置和酸性水汽提联合装置）详细设计”的合同和合同附件 2007 年1 月16 日，合同号：（2007）北洛经委字第01 号。6) 中国海洋石油总公司惠州炼油项目地质详细勘探报告（2006 勘134）。2006 年8 月。7) 中国石化集团洛阳石油化工工程公司编制的中国海洋石油总公司惠州炼油项目项目实施计划（481061-0000-GS-001，2006 年

6、11 月）。8) 中国石化工程建设公司编制的中国海洋石油总公司惠州炼油项目技术规定（75233-00000-SP-SMGS-0001，2006 年12 月）。9) 中国石化工程建设公司制订的专业统一规定（000000-HD01-0001，Rev0. ）。2006年10 月。10) 中国石化集团洛阳石油化工工程公司制订的专业统一规定（4810610000PR000Rev0.），2007 年1 月。11) 北京石油化工设计院与中国石化集团洛阳石油化工工程公司来往的E-mail、传真和信函等。12) 中海炼化惠州炼油分公司向洛阳石化工程设计有限公司提出的113单元加氢液化气脱硫项13) 目设计委托。

7、14) 北京三聚环保新材料有限公司提供的经审查后的设计方案，以及相关部门提供的基础资料。2. 设计原则1) 选用国内先进可靠的工艺技术和控制方案，设计的装置达到安、稳、长、满、优操作，产品的质量竞争力强，装置的能耗和物耗水平尽可能低。2) 大力推广应用新工艺、新技术、新设备、新材料，加大先进技术含量，节能降耗，降低生产成本，提高产品质量档次，生产满足环保要求的产品，提高产品竞争力。装置的物耗、能耗水平达到国内领先水平，生产成本与国内同类装置相比具有竞争力。3) 在保证技术先进、装置生产安全可靠的前提下，利用联合装置的优势，尽量降低工程造价，节省投资。4) 为了降低工程投资，按照“实事求是、稳妥

8、可靠”的原则，提高国产化程度，所需设备立足国内采购，只引进在技术、质量等方面国内难以满足工艺要求的关键仪器仪表。5) 采用DCS集中控制，优化操作，以提高装置的运转可靠性，提高产品收率和质量，保证装置安、稳、长、满、优操作。6) 严格执行国家、地方及主管部门制定的环保和职业安全卫生设计规定、规程和标准，减少“三废”排放，维护周边生态环境，实行同步治理，满足清洁生产的要求。3 设计范围本装置界区内的全部设计，包括装置边界线内工艺、安装、设备、仪表、电工、给排水、结构等专业的设计。第二节 装置概况、特点及工艺原理1. 装置概况1.1 装置规模以实际进料量计，本装置的处理规模如下：1) 干气和低分气

9、脱硫部分：43.37万吨/年2) 液态烃脱硫部分：89.32万吨/年3) 加氢液态烃精脱硫部分：43.8万吨/年4) 液态烃脱硫醇部分：47.92万吨/年5) 汽油脱硫醇部分：47.40万吨/年（最大72.24万吨/年）6) 液态烃气化部分：25×2吨液化气小时1.2 装置组成本装置由干气和低分气脱硫部分、液态烃脱硫部分、溶剂再生部分、催化汽油脱硫醇部分、液态烃脱硫醇部分及公用工程部分组成。装置主项如下表所示：表1-1 装置主项表序号主项名称技术路线1干气和低分气脱硫部分MDEA胺洗工艺2液态烃脱硫部分MDEA胺洗工艺及干法脱硫工艺3溶剂再生部分汽提再生方法4催化汽油脱硫醇部分中国石

10、油大学（北京）开发的无碱脱臭（II）工艺5液态烃脱硫醇部分美国Merichem公司的纤维膜接触脱硫醇技术6液态烃气化部分7公用工程部分2 装置特点根据全厂加工总流程安排，本装置与延迟焦化、硫磺回收和污水汽提装置组成第四联合装置。装置中的化验室、办公室、维修间等均不单独设置，由全厂统一考虑。在本装置中，气体、液化气脱硫采用MDEA胺洗工艺。醇胺法用于炼厂气、天然气脱硫国内外已经有几十年的历史，MDEA溶剂由于具有较高的H2S选择吸收性、不易降解、酸气负荷高等优点，在当前得到了广泛的应用。该工艺技术成熟可靠。MDEA溶剂再生的工艺流程采用常规汽提再生工艺，再生塔底重沸器热源采用0.35MPa(表)

11、蒸汽。该方案是被普遍采用的工艺方案，其技术成熟，投资少，能耗低，操作简单，设备及溶剂可全部国产化。在汽油脱硫醇部分采用中国石油大学(北京)开发的无碱脱臭(II)工艺，该工艺通过了中国石化集团公司发展部组织的技术鉴定，已经在国内数套工业装置上得到了应用。在液化气脱硫醇部分采用美国Merichem纤维膜接触脱硫醇技术，该工艺已成功运用于世界上600多套商业装置，技术成熟可靠，与传统的碱液抽提氧化脱硫醇工艺相比，大大减少了碱液的消耗和碱渣排放量。3 工艺原理3.1 干气和低分气脱硫、液态烃脱硫部分醇胺法脱硫是当前被广泛采用的用于除去气体和液态烃中的硫化氢的工艺。本装置以30wt%的MDEA溶液为吸收

12、剂，在脱硫塔内将贫胺液与干气、液态烃逆流接触，将干气、液态烃中的硫化氢和部分二氧化碳吸收下来，从而使干气、液态烃得到净化。胺液吸收硫化氢、二氧化碳是一个可逆过程，在较高的温度下，吸收了硫化氢、二氧化碳的胺液将会解吸释放出硫化氢、二氧化碳。利用该反应的可逆性质，可以使得富胺液再生成为贫胺液，从而实现胺液吸收剂的循环使用。MDEA与H2S、CO2的反应如下：MDEA与H2S的反应2RNH2 + H2S (RNH3)2S （1）(RNH3)2S + H2S 2RNH3HS （2）MDEA与CO2的反应2RNH2 + CO2 + H2O (RNH3)2CO3 （3）(RNH3)2CO3 + CO2 +

13、 H2O 2RNH3HCO3 （4）注：上式中R表示CH2CHOH基团CH3加氢液化气精脱硫采用CDS-100脱硫剂对净化加氢液化气中残余的硫化氢进行脱除。2FeOOH + 3H2S = Fe2S3 + 4H2O3.2 溶剂再生部分胺液再生在低压、高温下进行，因此上述反应平衡向左侧移动。再生塔底重沸器中产生的汽提蒸汽H2S分压非常低，因此具有很大的H2S传质动力。3.3 汽油脱硫醇部分本部分先采用传统预碱洗除去汽油中的微量H2S，然后用中国石油大学（北京）开发的无碱脱硫醇（II）工艺脱除硫醇。催化剂脱硫醇的基本原理为：在催化剂和碱性条件下，汽油中的硫醇与通入的空气中的氧反应生成二硫化物，达到脱

14、硫醇的目的，其化学反应式如下：催化剂2RSH+ 1/2O2 RSSR + H2ORSH + R'SH+1/2O2 RSSR'+ H2O3.4 液态烃脱硫醇部分本部分采用美国Merichem公司特许使用的THIOLEXSM、AQUAFININGSM以及REGENSM工艺技术，脱除其中的硫醇，使其符合民用液态烃的标准。 脱硫醇的基本原理为：THIOLEXSM系统将轻烃物料中的轻硫醇（C1-C4硫醇）以及低含量的酸性气体（H2S和CO2）抽提出来，生产其规格符合规定的精制烃。其化学反应式如下：H2S + 2NaOH Na2S + 2H2ORSH + NaOH RSNa + H2O催化

15、剂 碱液再生的基本原理为：REGENSM系统在氧气及钴酞箐催化剂存在的条件下，将Na2S转化为硫代硫酸钠（Na2S2O3）并将硫醇钠（RSNa）转化为二硫化物。其化学反应式如下：催化剂2Na2S + H2O + 2O2 Na2S2O3 + 2NaOHRSNa + H2O + 1/2O2 RSSR + 2NaOH3.5 液态烃汽化部分原料液化气通过气动调节阀进入汽化器，过热蒸汽经过减温装置变成饱和蒸汽后，通过蒸汽调节阀进入气化器，利用蒸汽热能将液化气汽化后进入燃料气管网。第三节 工艺流程说明脱硫联合装置的工艺流程分为：干气和低分气脱硫部分、液态烃脱硫部分、溶剂再生部分、催化汽油脱硫醇部分和液态烃

16、脱硫醇部分、液态烃气化部分。1 干气和低分气脱硫部分自上游高压加氢裂化装置和中压加氢裂化装置来的干气混合后，经过加氢干气冷却器E-101冷却至40，再经过加氢干气分液罐D-101和加氢干气聚结器SR-101，分离出气体携带的凝液和细小液滴，然后进入加氢干气脱硫塔C-101下部。在塔内，气体和自塔上部进入的贫胺液逆流接触。贫胺液的量由流量控制阀FIC-10901来控制。气体中的硫化氢溶解于胺液，并和MDEA发生反应，富胺液自塔底经液位控制阀LIC-10201后流出至溶剂再生部分。净化加氢干气自塔顶流出，经加氢干气分胺罐D-102和净化加氢干气聚结器SR-102，分离出夹带的胺液，然后经塔顶压控阀

17、PIC-10201出装置。自上游高压加氢裂化装置、中压加氢裂化装置和汽柴油加氢装置来的低分气混和后进入加氢低分气冷却器E-102冷却至40，再经过加氢低分气分液罐D-103，分离出气体携带的凝液和细小液滴，然后进入加氢低分气脱硫塔C-102下部。在塔内，气体和自塔上部进入的贫胺液逆流接触，贫胺液的量由流量控制阀FIC-11001来控制。气体中的硫化氢溶解于胺液，并和MDEA发生反应，富胺液自塔底经液位控制阀LIC-10401后流出。净化加氢低分气自塔顶流出，经加氢低分气分胺罐D-104和净化加氢低分气聚结器SR-104，分离出夹带的胺液，然后经塔顶压控阀PIC-10401出装置。自上游焦化装置

18、来的干气经过焦化干气过滤器SR-105后和催化装置来的干气混合，经过焦化催化干气冷却器E-103冷却至40，再经过焦化催化干气分液罐D-105和焦化催化干气聚结器SR-106，分离出气体携带的凝液和细小液滴，然后进入焦化催化干气脱硫塔C-103下部。在塔内，气体和自塔上部进入的贫胺液逆流接触。贫胺液的量由流量控制阀FIC-10902来控制。气体中的硫化氢溶解于胺液，并和MDEA发生反应。富胺液自塔底流出，经过干气脱硫富液过滤系统后，再经液位控制阀LIC-10601流出至溶剂再生部分。净化焦化催化干气自塔顶流出，经焦化催化干气分胺罐D-106和净化焦化催化干气聚结器SR-107，分离出夹带的胺液

19、，然后经塔顶压控阀PIC-10601出装置。装置所需的脱硫贫胺液来自溶剂再生部分。从溶剂再生部分来的贫胺液一部分经干气脱硫贫液泵P-101A/B升压后，送往加氢干气脱硫塔C-101和焦化催化干气脱硫塔C-103，少量被送至富液闪蒸罐D-301顶气包用于吸收闪蒸气中的酸性气。另一部分贫胺液经加氢低分气脱硫贫液泵P-102A/B升压后，送往加氢低分气脱硫塔C-102。吸收了硫化氢的富胺液从各个干气脱硫塔底流出后混合，自压至溶剂再生部分。2 液态烃脱硫部分自高压加氢裂化装置和中压加氢裂化装置来的液态烃混和后进入加氢液态烃原料罐D-201，由加氢液态烃进料泵P-201A/B抽出升压经流量调节阀FIC-

20、20102送至加氢液态烃脱硫塔C-201下部。在塔内液态烃和自塔上部进入的贫胺液逆流接触，贫胺液的量由流量控制阀FIC-20201来控制。液态烃中的硫化氢被胺液吸收，富胺液自塔底经界位控制阀LIC-20201后流出。净化加氢液态烃自塔顶流出，经加氢液态烃溶剂分离罐D-202、加氢液态烃过滤器SR-201和加氢液态烃聚结器SR-202脱除可能携带的胺液，自出装置控制阀前PV20201引出，到D207AB精脱硫罐脱除残存的硫化氢，然后返到阀组前，经塔顶压控阀PIC-20201出装置。自焦化装置来的液态烃进入焦化液态烃原料罐D-203，由焦化液态烃进料泵P-202A/B抽出升压经流量调节阀FIC-2

21、0302送至焦化液态烃脱硫塔C-202下部。在塔内液态烃和自塔上部进入的贫胺液逆流接触，贫胺液的量由流量控制阀FIC-20401来控制。液态烃中的硫化氢被胺液吸收，富胺液自塔底经界位控制阀LIC-20401后流出。净化焦化液态烃自塔顶流出，经焦化液态烃溶剂分离罐D-204、焦化液态烃过滤器SR-203和焦化液态烃聚结器SR-204脱除可能携带的胺液，然后进入液态烃脱硫醇部分。自催化装置来的液态烃进入催化液态烃原料罐D-205，由催化液态烃进料泵P-203A/B抽出升压经流量调节阀FIC-20502送至催化液态烃脱硫塔C-203下部。在塔内液态烃和自塔上部进入的贫胺液逆流接触，贫胺液的量由流量控

22、制阀FIC-20601来控制。液态烃中的硫化氢被胺液吸收，富胺液自塔底经界位控制阀LIC-20601后流出。净化催化液态烃自塔顶流出，经催化液态烃溶剂分离罐D-206、催化液态烃过滤器SR-205和催化液态烃聚结器SR-206脱除可能携带的胺液，然后进入液态烃脱硫醇部分。装置所需的脱硫贫胺液来自溶剂再生部分。从溶剂再生部分来的贫胺液经液态烃脱硫贫液泵P-204A/B升压后，再经液态烃脱硫贫液冷却器冷却至40送至各液态烃脱硫塔。吸收了硫化氢的富胺液从各个液态烃脱硫塔底流出后混合，自压至溶剂再生部分。3 溶剂再生部分自干气和低分气脱硫部分以及液态烃脱硫部分来的富胺液经过各自的进料网篮过滤器SR-3

23、01/302过滤后混合，经过贫富液换热器I（E-304）与贫液换热，升温至70进入富液闪蒸罐D-301。在闪蒸罐内，富胺液中溶解的部分烃类和酸性气体闪蒸出来，自闪蒸罐顶气包经贫胺液吸收后，烃类气体经压力控制阀PIC-30201送入火炬系统。闪蒸后的富胺液经富液泵P-301A/B升压后进入富液过滤系统PA-301。富胺液经过滤系统脱除机械及其他杂质，以避免溶剂发泡降质。过滤后的富胺液与来自溶剂再生塔C-301底的贫胺液在贫富液换热器II（E-301A/B）换热升温至99.4，经富液闪蒸罐D-301的液位控制阀LIC-30201进入溶剂再生塔C-301。进入溶剂再生塔C-301的富胺液在塔内与自下

24、而上的气相逆流接触，胺液中的大部分酸性气被解吸出来，使胺液得到再生，解吸所需的热量由再生塔底重沸器E-303提供。再生后的贫胺液由再生塔底泵P-303A/B抽出与富胺液在贫富液换热器I（E-301A/B）换热后，再经贫富液换热器I（E-304）冷却至69.3，然后经贫液冷却器E-305进一步冷却至45。贫液经液位控制阀LIC-30501进入贫液过滤系统PA-302，在此除去贫液中的机械及其他杂质后，进入溶剂储罐T-301。溶剂再生塔C-301解吸出来的酸性气体，自塔顶流出经再生塔顶冷凝器E-302A/B冷却到50后进入再生塔顶回流罐D-302。未冷凝的酸性气自再生塔顶回流罐D-302顶经压力控

25、制阀PIC-30603后送至硫磺回收装置。冷凝下来的酸性水由再生塔回流泵P-302A/B自再生塔顶回流罐抽出，一部分经回流罐液位LIC-30601和流量控制阀FIC-30601串级控制后返回再生塔顶；另一部分经流量控制阀FIC-30602出装置，至污水汽提装置。4 催化汽油脱硫醇部分来自催化裂化装置的催化汽油进入催化汽油原料罐D-401，经汽油进料泵P-401A/B抽出升压，经液位LIC-40101和流量调节阀FIC-40102串级控制后进入汽油碱洗脱硫罐D-402。碱洗脱硫罐里装的碱液可以将汽油中少量的硫化氢脱除。脱除了硫化氢的汽油与泵P-403A/B送来的助催化剂在助催化剂混和器中充分混合

26、，然后进入空气混合器M-402A/B。在空气混合器中与空气混合后进入汽油脱硫醇反应器R-401A/B。该反应器内装有预制的脱硫醇催化剂AFS-12和用来支撑和固定脱硫醇催化剂的的惰性瓷球，在反应器内在催化剂的作用下空气将汽油中的硫醇转化为二硫化物。从汽油脱硫醇反应器底部出来的汽油随同过剩空气进入汽油砂滤器D-408，过滤掉汽油中的杂质，然后经反应器压力控制阀PIC-40307（通过该阀来控制前面脱硫醇反应系统的压力）进入汽油分气罐D-403。在汽油分气罐中分离出来的未反应的过剩空气由罐顶部经压力控制阀PV-40404出装置，至硫磺回收装置。汽油则经精制汽油泵P-402A/B抽出升压，经液位LI

27、C-40401和流量调节阀FIC-40401串级控制后送至防胶剂混合器M-403。防胶剂配制泵P-404A/B将防胶剂从防胶剂罐D-404抽出，送至防胶剂混合器M-403与汽油充分混和。最后，精制汽油从防胶剂混合器出装置。汽油脱硫醇部分需要的碱液先进入新鲜碱罐T-401，在新鲜碱罐内调配至需要浓度。然后用新鲜碱泵P-405A/B抽出升压后，经流量调节阀FIC-40702送至汽油碱洗脱硫罐底。5 液态烃脱硫醇部分THIOLEXSM系统 自液化气脱硫单元来的脱除大部H2S的净化FCC LPG进入本单元，流经两台烃相篮式过滤器(113-S-501 A/B)中的任一台。然后，LPG流到FIBER-FI

28、LMTM接触器(113-C-501)的顶部，在此它与来自REGENSM系统的新再生碱液接触。来自REGENSM泵(113-P-503 A/B)的再生碱液在流量控制下以正常流量14.75 m³/h进入。根据产品规格的需要，此流量最高可增至18.43 m³/h。当FCC LPG经由纤维充填的套筒流下时，它与碱液在纤维之间的空间内混合。RSH在接触器内通过碱液与烃两相之间的界面，被抽提到碱液相内。此纤维提供了有利于抽提反应进行的缓和的湍流环境及扩大的接触面积。在接触器的套筒底部，FCC LPG脱离纤维并进入相分离器（113-D-501）上部的烃相。然后，初部精制的FCC LPG流

29、经一个专利的聚结器填料盘(113-MSP-501)，在此脱除所夹带的碱液，再从接触器另一端流出该容器并进入AQUAFININGSM系统。由于这一非分散性的接触方式，排出的FCC LPG基本上不夹带碱液微滴。碱液顺着纤维流到相分离器的底部而进入碱液相。硫化钠和硫醇钠含量较高的碱液在液位控制下流出THIOLEXSM系统的容器，并流向REGENSM系统进行再生。AQUAFININGSM系统 然后，来自THIOLEXSM系统初步精制的FCC LPG流到AQUAFININGSM FIBER-FILMTM接触器(113-C-502)的入口，在此与循环洗涤水接触。循环洗涤水在流量控制下以正常流量14.75

30、m³/h进入。根据产品规格的需要，此流量最高可增至18.43 m³/h。当水和FCC LPG经由纤维充填的接触器流下时，烃相中的钠离子被抽提至水相。分离容器(113-D-502)中的水通过两台循环泵(113-P-501A/B)中的任一台循环至接触器的水进口。新鲜水由两台新鲜水注入泵(113-P-505A/B)中的任一台注入系统，并流经并联的两台150微米篮式过滤器(113-S503A/B)中的任一台，以除去所含的大于150微米的固体颗粒。水在循环泵(113-P-501A/B)之前注入循环系统。排放水在容器113-D-502上的液位控制器(113-LIC50203)控制下被送

31、往装置界区边界。当水和FCC LPG流出接触器时，水继续附在那些伸入分离容器下部水相的金属纤维上。第一级THIOLEXSM系统 自液化气脱硫单元来的脱除大部H2S的净化COKER LPG进入本单元，流经两台烃相篮式过滤器(113-S-502 A/B)中的任一台。然后，COKER LPG流至第一级THIOLEXSM FIBER-FILMTM接触器(113-C-503)的顶部，在此它与由碱液输送泵(113-P-502 A/B)在液位控制下从第二级分离容器(113-D-504)送来的循环碱液接触。当COKER LPG经由纤维充填的套筒流下时，它与碱液在纤维之间的空间内混合。所有的H2S和大部分RSH

32、在接触器内通过碱液相与烃相之间的界面，均被抽提到碱液相内。此纤维提供了有利于抽提反应进行的缓和的湍流环境及扩大的接触面积。在接触器的套筒底部，COKER LPG与纤维脱离并进入第一级相分离器（113-D-503）上部的烃相。初部精制的COKER LPG流经此容器而从另一端流出，再进入第二级抽提系统。由于这一非分散性的接触方式，排出的COKER LPG物料基本上不夹带碱液微滴。碱液顺着纤维流到相分离器的底部而进入碱液相。硫化钠和硫醇钠含量较高的碱液在液位控制下流出第一级系统的容器，并流向REGENSM系统进行再生。第二级THIOLEXSM系统 来自第一级(113-D-503)的初部精制的COKE

33、R LPG进入第二级FIBER-FILMTM接触器(113-C-504)的顶部，在此与来自REGENSM系统的新再生碱液接触。来自REGENSM泵(113-P-503 A/B)的再生碱液在流量控制下以正常流量9.0 m³/h进入。根据产品规格的需要，此流量最高可增至11.25 m³/h。当COKER LPG经由纤维充填的套筒流下时，它与碱液在纤维之间的空间内混合。残留的RSH在接触器内通过碱液与烃两相之间的界面，被抽提到碱液相内。在接触器的套筒底部，COKER LPG与纤维脱离并进入第二级相分离器（113-D-504）上部的烃相。精制COKER LPG然后流经一专利的聚结器

34、填料层(113-MSP-502)，以除去夹带的碱液并从接触器的另一端流出容器。经精制的COKER LPG流经一个维持系统压力的背压控制阀，再流入精制产品储罐。碱液顺着纤维流到相分离器的底部而进入碱液相。含有硫醇钠的碱液流出第二级分离器容器，并由碱液输送泵(113-P-502 A/B)在液位控制下送往第一级接触精制器（113-C-503）。氧化塔 在氧化塔液位控制下从FCC LPG THIOLEXSM系统送来的，和在113-D-503液位控制下从COKER LPG THIOLEXSM系统送来的硫醇钠和硫化钠含量较高的碱液，并进入碱液加热器(113-E-501)。通入热交换器壳程的低压蒸汽将碱液温

35、度加热至52 °C。一台设在加热后碱液管线上的温度控制器调节蒸汽流量，以维持所需的碱液温度。然后，加热后碱液流经催化剂添加管(113-MSP-503)，与来自溶剂洗涤113-D-506的溶剂/DSO混合，再进入氧化塔(113-C-506)底部。在此，碱液与细微分散的气泡接触，从而引发再生反应。空气先通过一对空气过滤器(113-AF-501 A/B)中的任一台，然后在自动流量控制下以176.6 Nm3/hr 的正常流量进入氧化塔。为了均匀地在氧化塔内分布空气，空气通过位于塔底的空气分布器(113-MSP-505)进入。当碱液和空气向上穿过塔时，空气中的氧气在催化剂存在条件下与加热后的碱

36、液接触。硫化钠被氧化为硫代硫酸钠，硫醇钠被氧化为含二硫化物油(DSO)。碱液/空气/DSO的混合物向上流动, 经过一个内部烟囱式塔盘(113-MSP-504), 溢流进入氧化塔顶部的尾气释放空间。碱液/DSO的混合物在DSO重力分离器圆顶(113-D-505)的液位控制下流出该烟囱盘，并流向DSO脱除段。来自氧化塔顶部的尾气流经一台尾气分离器(113-MSP-506)，在此冷凝水和任何夹带的碱液均被除去，从而防止液体流向下游。然后，尾气离开该系统，并流经背压控制阀, 将氧化塔顶部压力维持在0.33 MPag不变。重力分离与溶剂洗涤 氧化的碱液/DSO混合物在DSO重力分离器圆顶液位控制下流出烟

37、囱盘以后，进入DSO分离容器(113-D-505)，在此两相由于密度的不同而分离。然后，碱液和溶剂/DSO流经一无烟煤床, 促进碱液相内溶剂/DSO小滴聚结，以加速其与碱液的分离。溶剂/DSO小滴由于其密度较低而穿过碱液上升至分离器顶部，形成浮在碱液之上的烃相。溶剂/DSO层在液位控制下由离心泵113-P-506 A/B送出113-D-505, 正常流量2.44 m³/h。碱液物料流出DSO分离器，并在DSO分离器(113-D-505)和溶剂洗涤罐(113-D-506)之间的压差控制下进入溶剂洗涤接触器(113-D-505)。在此初部洗涤的碱液与来自溶剂洗涤分离器(113-D-506

38、)的循环溶剂混合。当碱液和溶剂混合并经由纤维充填的套筒流下时，溶剂萃取碱液中残留的可溶性DSO。两相在分离器(113-D-506)内分离。再生碱液经由再生碱液泵(113-P-503 A/B)在自动流量控制下分别以正常流量14.75 m³/h（FCC LPG）和9.0 m³/h（COKER LPG），被送回FCC和COKER LPG的THIOLEXSM系统。循环溶剂经由溶剂循环泵(113-P-504 A/B)在手动流量控制下以正常流量71.25 m3/h被送回接触器。溶剂/DSO在流量控制下以2.44 m³/h的流量流入氧化塔。为了维持有效的DSO抽提，从界区外以正

39、常流量2.1 m3/hr引入一股连续的新鲜溶剂，与送往接触器的循环溶剂汇合，并在溶剂洗涤分离器(113-D-506)液位控制下流经两台烃篮式过滤器(113-S-504 A/B)中的任一台。新鲜溶剂可使循环溶剂的硫含量维持在低水平，这是为了达到最佳的DSO抽提效果。一股溶剂/DSO混合物经由溶剂/DSO泵(113-P-506 A/B)在113-D-505液位控制下从DSO重力分离器(113-D-505)排出该系统。碱液连续添加 为了在整个单元中维持所需的游离NaOH浓度，可籍由计量泵(113-P-508 A/B)将一股14.3 %（重）新鲜碱液(0.061 m3/h)在经过一对水相篮式过滤器(1

40、13-S-505 A/B)中的任一台之后，以连续方式注入系统。废碱液在113-D-501液位控制下从容器113-D-501被排出该装置。6 液态烃汽化部分自脱硫装置来的净化加氢液化气通过气动调节阀LV-60901进入气化装置113-D-602，气化后进入系统燃料气管网。自脱硫装置来的净化焦化液化气通过气动调节阀LV-60902进入气化装置113-D-603，气化后进入系统燃料气管网。自硫磺回收装置来的1.1MPa过热蒸汽与经气动调节阀TV-60906调节的脱氧水进入减温装置113-E-602，制成1.1MPa饱和蒸汽，分别通过蒸汽调节阀TV-60901 (TV-60903)进入气化装置113-

41、D-602(113-D-603)内的换热管为加氢(焦化)液化气汽化提供所需热量，蒸汽冷凝后产生的凝结水经疏水器排出汇合进入系统凝结水管网。液化气残液通过管道间歇排放至凝缩油罐(113-D-107)。第四节 工艺指标本装置主要工艺指标如表1-2示。表1-2装置主要工艺指标控制项目位号工艺指标干气和低分气脱硫部分加氢干气脱硫塔C-101液位（%）LIC-102014060加氢干气脱硫塔C-101顶压力（MPa）PIC-102010.600.90加氢低分气脱硫塔C-102液位（%）LIC-104014060加氢低分气脱硫塔C-102顶压力（MPa）PIC-104012.502.80焦化、催化干气脱硫

42、塔C-103液位（%）LIC-106014060焦化、催化干气脱硫塔C-103顶压力（MPa）PIC-106010.801.10液态烃脱硫部分加氢液态烃进料罐D-201液位(%)LIC-201014060加氢液态烃脱硫塔C-201界位（%）LIC-202014060加氢液态烃脱硫塔C-201顶压力（MPa）PIC-202011.551.85焦化液态烃进料罐D-203液位(%)LIC-203014060焦化液态烃脱硫塔C-202界位（%）LIC-204014060焦化液态烃脱硫塔C-202顶压力（MPa）PI-204011.551.85催化液态烃进料罐D-205液位(%)LIC-20501406

43、0催化液态烃脱硫塔C-203界位（%）LIC-206014060催化液态烃脱硫塔C-203顶压力（MPa）PI-206011.551.85溶剂再生部分贫富液换热器E-304富液出口温度TIC-3010170富液闪蒸罐D-301压力（MPa）PIC-302010.10.2再生塔底温度()TIC-30505115125再生塔顶冷凝器E-302A/B酸性气出口温度()TIC-306013050再生塔C-301顶压力（MPa）PIC-306030.070.11催化汽油精制部分催化汽油原料罐D-401液位（%）LIC-401014060汽油脱硫醇反应器R-401A/B风量(Nm3/h)FIC-40301

44、A/B25 汽油脱硫醇反应器R-401A/B压力（MPa）PIC-403070.40.6汽油分气罐D-403压力（MPa）PIC-404040.10.2液态烃脱硫醇部分再生碱液入FIBER-FILMTM接触器C-501流量(m3/h)FIC-5010114.75相分离器D-501液位（%）LIC-501014060入C-502循环水流量(m3/h)FIC-502021420分离器D-502压力（MPa）PIC-502011.54再生碱液入FIBER-FILMTM接触器C-504流量(m3/h)FIC-50404812第二级相分离器D-504液位（%）LIC-504074060第二级相分离器D-

45、504压力（MPa）PIC-504021.54燃料气流量(Nm3/h)FIC-5050568.1氧化塔C-506液位（%）LICA-505084060待再生碱液温度()TIC-505034565空气流量(Nm3/hr)FIC-50506 176.6DSO沉降分离罐D-505压力（MPa）PDIC-506040.26溶剂循环量(m3/h)FIC-507084580入氧化塔C-506溶剂量(m3/h)FIC-507032.44新鲜溶剂补入量(m3/hr)LIC-507142.1（正常）液态烃气化部分加氢液化气出口温度()TIC-609014060焦化液化气出口温度()TIC-609034060第五

46、节 原材料指标本装置的原料有：来自高压加氢裂化装置、中压加氢裂化装置、汽柴油加氢装置、焦化装置和催化装置的气体；来自高压加氢裂化装置、中压加氢裂化装置、焦化装置和催化装置的液态烃；来自催化裂化装置的汽油。1 气体进料表1-3 气体进料规格表组分名称高压加氢裂化干气中压加氢裂化干气高压加氢裂化低分气汽柴油加氢低分气中压加氢裂化低分气催化干气焦化干气单位：kmol/hH2S3.177.801.50.3573.472.45816.78CO29.2376.24H2O2.0482.80.6614.12.25511.76CH432.56839.4345.916.23971.62109.339715.12C

47、2H632.32374.4615.67.30238.7945.721294.46C2H450.13645.19C3H81.44421.1823.32.5220.730.5611.32C3H64.9369.48iC4H101.2500.1512.50.28613.160.0451.29nC4H101.2390.019.30.3534.110.0040.46iC4H80.0161.36C4H8-10.0060.01cC4H8-20.004tC4H8-20.005C5+4.1507.47.53.35510.420.0581.79H287.14479.68429.7105.92977.51103.12

48、5185.08N258.85129.29O24.010NH31.2910.37010.530.140.19摩尔流量(kmol/h)166.627230.480549.1137.532544.05390.7671331.82质量流量(kg/h)23364808537611175631729925065温度()48.951.353.85556.54349.4压力(MPa(g)0.90.852.82.82.71.11.22 液态烃进料表1-4 液态烃进料规格表组分名称高压加氢裂化液态烃中压加氢裂化液态烃焦化液态烃催化液态烃单位：kmol/hH2S2.821.83.7801.999CO20.004H2

49、O0.3672.050.040CH4C2H611.3091.135.5505.393C2H40.0700.468C3H8182.91393.72151.79062.340C3H658.330282.375iC4H10207.893155.5728.120114.532nC4H10191.86457.2494.14024.525iC4H80.95080.283C4H8-188.28036.912cC4H8-245.189tC4H8-252.060C5+10.6880.667.140H20.146NH34.0430.4摩尔流量(kmol/h)611.897312.57438.190706.226质

50、量流量(kg/h)32559166442212935000温度()40404049.56压力(MPa(g)1.91.61.51.23 汽油进料表1-5 汽油进料规格表序号项目单位数值备注1比重d420g/cm30.722馏程初馏点3510%4830%6950%9070%13690%176干点2023硫含量ppm2104诱导期min10005辛烷值MON83RON936烯烃含量V%287芳烃含量V%288硫醇含量ppm2009H2S含量ppm1010流量Kg/h56430(max 86000)11温度4012压力MPa(g)0.64 液态烃气化部分进料表1-6 液态烃进料规格表组 分加氢裂化液态

51、烃焦化液态烃H2S0.000550.00069H2O0.370.35C2H61.361.27C2H400.02C3H830.1134.83C3H6013.36IC4H1039.716.46NC4H1027.2221.61IC4H81.240.22NC4H8020.25C5+01.64Total100100分子量53.3550.41温度,4042压力,MPa(G)1.71.2密度,kg/m3525.55195 辅助原料5.1 脱硫剂表1-7 脱硫剂表序号项目指标1N-甲基二乙醇胺含量%(wt）95.02外观无色至微黄色3密度20g/cm31.0331.0554凝点-155运动粘度20 mm3/S901156折光率 201.46001.47005.2 汽油脱硫醇催化剂汽油脱硫醇部分采用的AFS-12催化剂是中国石油大学（北京）研制开发的脱硫醇新型催化剂，以特殊选定的无定型活性炭为载体，以CP-01为活性组分，经专门工艺制成。该催化剂适用于RFCC汽油、FCC汽油及煤油等轻质油品的脱臭精制过程。其技术指标如下：表1-8 AFS-12脱硫醇催化剂质量指标项目质量控制指标活性组分含量（%）控制外观黑色，无定形粒度，612目85充填比重（g/cm3）0.570.