300万吨年直馏柴油加氢精制装置简介课件

独山子石化

1000万吨/年炼油工程新区炼油第一联合装置300×104t/a直馏柴油加氢精制装置简介

独山子石化目录一、装置概述二、公用工程情况三、工艺流程介绍及工艺特点四、原料及主要产品性质五、主要自动控制方案六、装置联锁方案七、主要设备及引进设备简介八、电气目录一、装置概述一、概述

独山子石化1000万吨/年炼油及120万吨/年乙烯技术改造工程（炼油部分）第一联合装置包括四个装置，即：200×104t/a加氢裂化、300×104t/a直馏柴油加氢精制、80×104t/a催焦化柴油加氢精制、8×104m3n/h制氢。其中300×104t/a直馏柴油加氢精制装置的原料为1000×104t/a常减压蒸馏装置直馏柴油。开工近期生产硫含量<50ppm的精制柴油产品，最终设计目标生产硫含量<10ppm、多环芳烃≤2v％的精制柴油产品。

一、概述独山子石化1000万吨/年炼油及120万吨一、概述

300×104t/a直馏柴油加氢精制装置由反应部分（包括压缩机）、分馏部分及公用工程三部分构成。装置界区内的全部工程内容，由中国石化洛阳石化工程公司设计。装置采用UOP公司的最新柴油加氢精制工艺技术，工艺包由UOP公司提供。1.1、设计单位和工艺技术一、概述300×104t/a直馏柴油加氢精制装置由一、概述

公称规模300×104 t/a实际处理量306.5×104 t/a年开工时数8400 h操作弹性50-110％1.2、装置能力一、概述1.2、装置能力

1.3、平面布置及占地

平面布置在满足有关防火、防爆及安全卫生标准和规范要求的前提下，尽量采用露天化、集中化和按流程布置，并考虑同类设备相对集中，以达到减少占地、节约投资、降低能耗、便于安全生产操作和检修管理，实现安全生产的目的。装置占地：

230×90=20700m2

(含催焦化柴油加氢精制)

一、概述1.3、平面布置及占地一、概述300万吨年直馏柴油加氢精制装置简介课件一、概述1.4、装置定员序号岗位名称操作班数操作定员管理人员技术人员辅助人员人/班合计1班长414由一联合装置统一考虑设置2内操4283外操43124总计12一、概述1.4、装置定员序号岗位名称操作班数操作定员管理人1.5、主要操作条件一、概述生产方案近期设计目标最终设计目标运转周期SOREORSOREOR反应器入口压力，MPa（G）6.406.406.576.57反应器入口氢分压，MPa（G）5.755.755.915.91体积空速，h-1/主剂2.51.4体积空速，h-1/保护剂30.9130.91总体积空速，h-12.311.34反应器入口温度，℃340349344351反应器出口温度，℃351360358365催化剂床层平均温度，℃348356354361循环氢量，nm3/m3进料反应器入口169169化学氢耗，w%0.190.190.280.271.5、主要操作条件一、概述生产方案近期设计目标最终设计目一、概述1.6、引进设备材料序号引进项目内容数量备注1加氢进料泵组2电机国产2联合压缩机组23液力透平14反应加热炉炉管、急弯弯管√5部分高压临氢阀门、管道及管配件√6DCS系统17ESD系统1一、概述1.6、引进设备材料序号引进项目内容数量备注1加氢一、概述1.7、进出装置物料走向序号物料名称流量kg/h温度℃压力Mp走向1直柴72971500.75自罐区来2直柴2918831000.75自常减压来3氢气15959m3n/h

402.4自系统来4燃料气1300m3n/h400.5自系统来5石脑油或航煤

400.75自罐区6精制柴油362335500.6至罐区7粗石脑油正常无量381.0max至加氢裂化装置8低分气168542.9至加氢裂化装置9汽提塔顶气3634380.38至加氢裂化装置10含硫污水20471530.5至酸性水汽提11含油污水40常压至污水处理场12地下污油500.6至加氢裂化装置一、概述1.7、进出装置物料走向序号物料名称流量kg/h温二、公用工程消耗及辅助设施8.1公用工程

该装置和80×104t/a催焦化柴油加氢精制共用地上公用工程设施，这两套装置再和200×104t/a加氢裂化装置共用地下公用工程设施。该装置与同时建设的常减压、焦化、加氢裂化、制氢、催焦化柴油加氢精制等装置共用一个中心控制室、生产办公楼及有关生活设施。二、公用工程消耗及辅助设施8.1公用工程二、公用工程消耗及辅助设施8.2公用工程消耗序号名称流量Kg/h温度℃压力Mp协作关系1除氧水13187661.45自系统管网来2循环冷水235300300.45自系统管网来3循环热水235300380.20至系统管网41.0MPa蒸汽128003001.3自系统管网来5燃料气1200m3n/h400.5自系统管网来6氮气常温0.6自系统管网来7非净化风常温0.6自系统管网来8净化风常温0.6自系统管网来9新鲜水常温0.95自系统管网来10汽提净化水6566660.5自酸性水汽提装置来11凝结水1090.6至系统管网二、公用工程消耗及辅助设施8.2公用工程消耗序号名称流量Kg

装置能耗：408.63MJ/吨原料（9.8×104kcal/t原料）二、公用工程消耗及辅助设施8.3能耗分析1装置为热进料，反应加热炉相应热负荷较小2原料泵采用透平驱动，回收能量203kW3充分回收反应流出物热量，反应流出物空冷入口温度较低4新氢进装置原料较高，为2.4Mpa，新氢压缩机用电较小5装置采用单塔汽提流程，塔进料温度低，塔顶回流量小装置能耗：408.63MJ/吨原料（9.8×1048.4、辅助材料消耗名称一次装入量保护剂（TK-10

）2.294t保护剂（TK-711）5.564t精制剂（UF-120

）194.515t惰性瓷球（Ф3、Ф6、Ф19

）41tDMDS（SF-121D）44t名称年用量t缓蚀剂15二、公用工程消耗及辅助设施8.4、辅助材料消耗名称一次装入量保护剂（TK-10）2.3.1、催化剂精制催化剂：UF-120保护剂：TK-10、TK-711

三、工艺流程介绍及工艺特点3.1、催化剂精制催化剂：UF-120三、工艺流程介绍及工艺3.2.1、工艺流程反应部分流程简图原料油(常减压)加氢精制反应器原料油(罐区)循环氢压缩机反应进料加热炉原料油缓冲罐原料油泵反应流出物空冷器反应流出物/热循环氢换热器新氢压缩机入口分液罐原料油过滤器至精制柴油/汽提塔进料换热器新氢高压分离器新氢氢压缩机循环氢压缩机入口分液罐低压分离器反应流出物/热原料油换热器反应流出物/循环氢换热器自精制柴油/汽提塔进料换热器来反应流出物/汽提塔进料换热器反应流出物/原料油换热器至汽提塔原料油泵液力透平低分气至加氢裂化注水酸性水至汽提3.2.1、工艺流程反应部分流程简图原料油(常减压)3.2.2、工艺流程分馏部分流程简图干气至加氢裂化汽提塔顶空冷器汽提塔顶回流罐精制柴油泵产品空冷器汽提塔顶后冷器含硫污水汽提塔自反应流出物/汽提塔进料换热器来中压蒸汽含油污水酸性水去汽提酸性水泵精制柴油去罐区精制柴油聚结器汽提塔顶回流泵至反应流出物/汽提塔进料换热器自低压分离器来3.2.2、工艺流程分馏部分流程简图干气至汽提塔顶空1、反应部分采用冷高分流程。2、为防止原料油与空气接触生成聚合物和胶质，引起换热器结垢，原料油缓冲罐采用脱硫干气进行气封。3、原料油和混合氢分别与反应流出物换热后在炉前混合。4、采用热壁加氢反应器，反应器内构件采用UOP公司内构件，反应器为二床层。3.3工艺技术特点3.3.1.1、反应部分流程三、工艺流程介绍及工艺特点1、反应部分采用冷高分流程。3.3工艺技术特点3.3.5、反应器入口温度通过调节反应进料加热炉燃料来控制。6、在反应流出物进入空冷器（及E－104）前注入除氧水来溶解铵盐，避免铵盐结晶析出。7、为确保催化剂、高压设备和操作人员的安全，在冷高压分离器上设有紧急泄压设施。8、新氢压缩机、循环氢压缩机为组合式往复压缩机组，由同步电机驱动，一开一备。3.3、工艺技术特点3.3.1.2反应部分流程三、工艺流程介绍及工艺特点5、反应器入口温度通过调节反应进料加热炉燃料来控制。39、为充分回收能量，在高压分离器和低压分离器之间设置液力透平，用于驱动原料油泵，该泵一台由液力透平和增安异步电机联合驱动，一台由增安异步电机单独驱动。10、低分气送至加氢裂化装置脱硫后至制氢装置PSA回收氢气。11、催化剂预硫化采用液相硫化方法，再生按器外再生考虑。3.3、工艺技术特点3.3.1.3反应部分流程三、工艺流程介绍及工艺特点9、为充分回收能量，在高压分离器和低压分离器之间设置液1、分馏部分采用单塔汽提流程，塔底采用1.0MPa蒸汽汽提。2、产品汽提塔塔顶馏出H2、H2S和轻烃；塔顶酸性气送加氢裂化装置脱硫。3、汽提塔顶设注缓蚀剂设施，减轻塔顶流出物中硫化氢对汽提塔顶系统腐蚀。4、设置柴油聚结器，使产品满足水含量要求。3.3、工艺技术特点3.3.2、分馏部分流程三、工艺流程介绍及工艺特点1、分馏部分采用单塔汽提流程，塔底采用1.0MPa蒸汽3.4.1、主要操作条件入口温度℃：324/328出口温度℃：344/351反应进料加热炉(SOR/EOR)三、工艺流程介绍及工艺特点3.4.1、主要操作条件入口温度℃：324/328反应进料加3.4.2、主要工艺操作条件入口温度℃：40入口压力MPa(G)：2.37出口压力MPa(G)：8.47新氢压缩机入口温度℃：54入口压力MPa(G)：5.67出口压力MPa(G)：8.44循环氢压缩机循环氢及新氢压缩机三、工艺流程介绍及工艺特点3.4.2、主要工艺操作条件入口温度℃：40新氢压缩机入3.4.3、主要工艺操作条件名称温度℃压力MPa(G)汽提塔190（塔顶）0.69（塔顶）高压分离器545.69低压分离器

543.1三、工艺流程介绍及工艺特点3.4.3、主要工艺操作条件名称温度℃压力MPa(G)汽提塔3.5.1、开工近期运转初期物料平衡表（入方）三、工艺流程介绍及工艺特点序号物料名称数量收率%(w)kg/ht/d104t/a一入方1原料油100.003648548756306.482新氢0.331187281.003注水3.611318731611.084汽提蒸汽2.4288292127.425合计106.363880569313325.973.5.1、开工近期运转初期物料平衡表（入方）三、工艺流程介3.5.2、开工近期运转初期物料平衡表（出方）三、工艺流程介绍及工艺特点序号物料名称数量收率%(w)kg/ht/d104t/a1低分酸性水3.641328931911.162塔顶酸性水1.9771821726.033低分酸性气0.0416240.144塔顶酸性气0.953484842.935塔底含油污水0.451652401.396精制柴油99.303622898695304.327合计106.363880569313325.973.5.2、开工近期运转初期物料平衡表（出方）三、工艺流程介三、工艺流程介绍及工艺特点3.6.1、开工近期运转末期物料平衡表（入方）序号物料名称数量收率%(w)kg/ht/d104t/a一入方1原料油100.003648548756306.482新氢0.321157280.973注水3.611318731611.084汽提蒸汽2.4288272127.415合计106.353880259312325.94三、工艺流程介绍及工艺特点3.6.1、开工近期运转末期物料平3.6.2、开工近期运转末期物料平衡表（出方）三、工艺流程介绍及工艺特点序号物料名称数量收率%(w)kg/ht/d104t/a1低分酸性水3.641328931911.162塔顶酸性水1.9771821726.033低分酸性气0.0516840.144塔顶酸性气1.003634873.055塔底含油污水0.451651401.396精制柴油99.253621048690304.177合计106.353880259312325.943.6.2、开工近期运转末期物料平衡表（出方）三、工艺流程介四、原料及主要产品性质

300×104t/a直馏柴油加氢精制装置的原料为1000×104t/a常减压蒸馏装置直馏柴油，其主要性质见下表。进装置温度：90℃（其中20％wt为50℃冷进料，80％wt为100℃热进料）进装置压力：0.75MPa（G）

2.1、原料油四、原料及主要产品性质300×104t/a直馏柴油加氢精四、原料及主要产品性质2.1.1、原料油性质项目单位正常限制值原料类型

直馏柴油直馏柴油流量m3/h440

API重度

38.98

比重20°C

0.83000.835总硫%wt0.660.75总氮量ppmwt100105总芳烃%wt20.021.0四、原料及主要产品性质2.1.1、原料油性质

比重四、原料及主要产品性质2.1.2、原料油性质项目单位正常限制值双环+多环%wt5.05.5双环%wt*4.5

多环%wt*0.5

溴价

*1.0

十六烷值

60.1760四、原料及主要产品性质2.1.2、原料油性质正常限制值%w四、原料及主要产品性质2.1.3、原料油性质项目单位正常限制值馏程，℃ASTM-D86

IBP

2002105%/10%

*237/*257

30%/50%

*269/*290

70%/90%

*301/*322

95%/EBP

*332/350360*为估计值四、原料及主要产品性质2.1.3、原料油性质项目单装置所需新氢由制氢装置提供。进装置温度：40℃进装置压力：2.4MPa(G)组成H2C1CO+CO2V％99.90.1≤20ppm四、原料及主要产品性质2.2、新氢装置所需新氢由制氢装置提供。进装置温度：40℃组成H2C12.3、柴油产品(130-380℃馏分)优质柴油可作为柴油调和组分或直接作为产品出厂。出装置温度45℃出装置压力0.6MPa(G)四、原料及主要产品性质2.3、柴油产品(130-380℃馏分)优质柴油可作为2.3.1.1、开工近期精制柴油产品四、原料及主要产品性质性质单位近期精制柴油 初期末期API重度39.8139.790.82600.8261硫ppmwt<50<50氮ppmwt<5<5芳烃%wt单环%wt16.9616.642.3.1.1、开工近期精制柴油产品四、原料及主要产品性质性2.3.1.2、开工近期精制柴油产品四、原料及主要产品性质性质单位近期精制柴油 初期末期双环+多环%wt>2>2铜片腐蚀-≤1≤1闪点°C>55>55水含量ppmwt<200<200十六烷指数D-9765958.9十六烷指数D-473760.660.3十六烷值60.860.72.3.1.2、开工近期精制柴油产品四、原料及主要产品性质性2.3.1.3、开工近期精制柴油产品四、原料及主要产品性质性质单位近期精制柴油 初期末期馏程，℃ASTM-D86IBP1601605%/10%199/217198/21630%/50%265/285264/28570%/90%297/317297/31795%/EBP328/331327/3312.3.1.3、开工近期精制柴油产品四、原料及主要产品性2.3.2.1、最终设计目标精制柴油产品四、原料及主要产品性质性质单位远期精制柴油 初期末期API重度40.0439.990.82490.8251硫ppmwt<10<10氮ppmwt<5<5芳烃%wt单环%wt15.8215.632.3.2.1、最终设计目标精制柴油产品四、原料及主要产品2.3.2.2、最终设计目标精制柴油产品四、原料及主要产品性质性质单位远期精制柴油 初期末期双环+多环%wt1.51.9铜片腐蚀-≤1≤1闪点°C>55>55水含量ppmwt<200<200十六烷指数D-97659.758.5十六烷指数D-473761.261十六烷值61.761.52.3.2.2、最终设计目标精制柴油产品四、原料及主要产品性2.3.2.3、最终设计目标精制柴油产品四、原料及主要产品性质性质单位远期精制柴油 初期末期馏程，℃ASTM-D86IBP1581575%/10%195/214194/21330%/50%264/287263/28670%/90%299/321299/32095%/EBP332/337331/3362.3.2.3、最终设计目标精制柴油产品四、原料及主要产品性2.4.1、开工近期粗石脑油产品四、原料及主要产品性质性质单位近期粗石脑油 初期末期API重度4847.98比重0.78830.7883馏程，℃ASTM-D86IBP1051045%/10%123/129123/12930%/50%138/143138/14370%/90%146/149146/14995%/EBP155/160155/1602.4.1、开工近期粗石脑油产品四、原料及主要产品性质性质单2.4.2、最终设计目标粗石脑油产品四、原料及主要产品性质性质单位远期粗石脑油 初期末期API重度4847.98比重0.78830.7883馏程，℃ASTM-D86IBP1051005%/10%119/125119/12530%/50%136/141136/14170%/90%144/147144/14795%/EBP154/159154/1592.4.2、最终设计目标粗石脑油产品四、原料及主要产品性质五、主要自控方案5.1、装置的自动控制水平本装置采用不同功用、相对独立的计算机系统1、集散控制系统（DCS）2、安全仪表系统（SIS）3、可燃气和有毒气体检测系统（FGDS）包括：五、主要自控方案5.1、装置的自动控制水平本装置采用不同功用5.1.1、DCS系统

采用功能完善、技术先进的集散控制系统（DCS），对工艺数据实时处理，完成生产过程的实时控制和报警。在控制策略上，基本采用常规控制方案，也可利用DCS丰富的功能实现较为复杂的计算和控制。由于工艺过程较为简单，暂不实施先进控制及优化控制。

五、主要自控方案5.1.1、DCS系统采用功能完善、技术先进的集散五、主要自控方案5.1.2、SIS和FGDS系统对于工艺越限或设备故障可能导致的人员或环境危害，或可能对装置主要设备造成严重生产损失或经济损失的，将由单独的安全仪表系统（SIS）进行保护。SIS主要依靠以PLC为核心的安全、冗余、容错的高可靠性系统实现。DCS和SIS通过总线进行实时通讯。按照规范要求在工艺装置区域内设置必要的可燃气、有毒气检测器，并在中心控制室内集中进行监视和报警。可燃气和有毒气体检测系统（FGDS）独立于DCS设置。五、主要自控方案5.1.2、SIS和FGDS系统对于五、主要自控方案5.2、主要控制方案1、加热炉燃烧控制－－交叉限幅控制2、多路流量均衡控制3、反应压力控制4、反应温度监视和控制5、高压分离器液位控制五、主要自控方案5.2、主要控制方案1、加热炉燃烧控制－－交五、主要自控方案5.2.1、加热炉燃烧控制－－交叉限幅控制五、主要自控方案5.2.1、加热炉燃烧控制－－交叉限幅控制五、主要自控方案5.2.2、多路流量均衡控制五、主要自控方案5.2.2、多路流量均衡控制五、主要自控方案5.2.3、反应压力控制五、主要自控方案5.2.3、反应压力控制五、主要自控方案5.2.4、反应温度监视和控制五、主要自控方案5.2.4、反应温度监视和控制5.2.5、高压分离器液位控制五、主要自控方案5.2.5、高压分离器液位控制五、主要自控方案五、主要自控方案5.2.5、高压分离器液位控制五、主要自控方案5.2.5、高压分离器液位控制六、装置联锁方案5.3、自动保护联锁系统主要联锁因果关系见下表序号事故内容进料泵液力透平加热炉反应进料循环氢压缩机新氢压缩机紧急泄压冲洗水泵冲洗水阀1液力透平转速高高停2进料泵出口流量低低停停3进料缓冲罐液位低低停停4手动停进料泵停停5循环氢流量低低停停停停6反应进料流量低低停关7手动紧急泄压停停停返回阀开开停六、装置联锁方案5.3、自动保护联锁系统主要联锁因果关系见下六、装置联锁方案5.3、自动保护联锁系统8加热炉燃料气压力低低停9加热炉空气压力低低停10长明灯燃料气压力低低停（关长明灯）11手动停炉停（关长明灯，停鼓风机和引风机）12引风机入口温度停引风机13高分液位高高停停14循环氢压缩机出口温度高高停停15新氢压缩机出口温度高高停停16冲洗水泵出口流量低低停17冲洗水至反应流量低低关序号事故内容进料泵加热炉反应进料循环氢压缩机新氢压缩机紧急泄压冲洗水泵冲洗水阀液力透平六、装置联锁方案5.3、自动保护联锁系统8加热炉燃料气压力低七、主要设备及引进设备简介4.1.1、反应器

加氢精制反应器（10212-R-101）设有两个催化剂床层，每个床层在不同部位均设有四个热电偶开口，两个催化剂床层间有冷氢注入口。反应器内设入口扩散器、顶部分配盘、支承格栅、再分配盘和出口收集器。加氢精制反应器的介质为油、油气、H2、H2S、NH3，最高操作温度和操作压力分别为：370℃、7.12MPa，设计温度和压力分别为：400℃、8.15MPa。

七、主要设备及引进设备简介4.1.1、反应器加氢精制反

加氢精制反应器采用热壁板焊结构，并按应力分析法进行设计。按照APIRP941-2004的选材原则，加氢反应器的主体材料选用21/4Cr-1Mo板,内壁堆焊不锈钢耐蚀层以抵抗高温H2S的腐蚀，堆焊层材料为TP.309L+TP.347，厚度6.5mm，其中TP.347最小有效厚度3mm。反应器内件材料采用0Cr18Ni10Ti。4.1.2、反应器七、主要设备及引进设备简介 加氢精制反应器采用热壁板焊结构，并按应力分析法进行设计。按项目10212-R101内径，mm4100台数/床层数1/2切线高度，mm25300操作温度/设计温度,℃370/400操作压力/设计压力,MPa7.121/8.15重量，t982.6壁厚，mm112堆焊层，mm6.54.1.3、反应器七、主要设备及引进设备简介项目10212-R101内径，mm4100台数/床层数1/24.2.1、高压换热器

本装置共有11台高压换热器，分别是：反应流出物/热循环氢换热器(10212-E-101)、反应流出物/热原料油换热器(10212-E-102A－D)、反应流出物/冷循环氢换热器(10212-E-103)、反应流出物/冷原料油换热器(10212-E-104A－C)、反应流出物/汽提塔进料换热器(10212-E-105A、B)。七、主要设备及引进设备简介4.2.1、高压换热器本装置共有11台高压换热器，分别

11台换热器均采用螺纹锁紧环结构，这种结构的换热器密封可靠，即使在操作过程中发生压力和温度波动也不易发生泄漏，操作周期长，检修方便，但其结构较复杂，加工精度高，制造难度较大。

4.2.2、高压换热器七、主要设备及引进设备简介11台换热器均采用螺纹锁紧环结构，这种结构的换热器密封4.3、高压分离器、分液罐

这类设备包括高压分离器（10212-V-104）、循环氢压缩机入口分液罐（10212-V-102）。根据专利商的要求，高压分离器（10212-V-104）主体材料选用了16MnR+316L复合板；循环氢压缩机入口分液罐（10212-V-102）主体材料选用16MnR(R-HIC)，降低了常规16Mn钢的磷、硫含量，使其在湿硫化氢环境下避免产生氢致裂纹。

七、主要设备及引进设备简介4.3、高压分离器、分液罐 这类设备包括高压分离器（10214.3.1、高压分离器、分液罐七、主要设备及引进设备简介设备名称操作介质操作温度操作压力设计温度设计压力℃MPa℃MPa高压分离器反应流出物、H2、H2S、水545.6882606.3/-0.1循环氢压缩机入口分液罐循环氢、轻烃545.6881756.3/-0.14.3.1、高压分离器、分液罐七、主要设备及引进设备简介操作项目高压分离器循环氢分液罐内径，mm35001200台数/型式1/卧式1/立式切线长度,mm67002500操作温度,℃5454操作压力,MPa5.6885.688重量，t1004.5堆焊层，mm92+3304.3.2、高压分离器、分液罐七、主要设备及引进设备简介项目高压分离器循环氢分液罐内径，mm35001200台数/型4.4、高压空冷器

反应流出物空冷器共有8片，操作温度为113/54℃，操作压力为5.81MPa，介质为反应流出物，管箱材料为15CrMoR，换热管材料为15CrMo无缝钢管，换热管入口端加316L衬管。

七、主要设备及引进设备简介4.4、高压空冷器 反应流出物空冷器共有8片，操作温度为114.5、加氢进料泵及液力透平项目进料泵液力透平流量m3/h正常469额定516

397进口压力最大/额定MPa(G)1.01/0.315.64/5.62

出口压力正常/额定MPa(G)9.406/9.03

3.16进口温度℃9054扬程m1135轴功率kW1650-203七、主要设备及引进设备简介4.5、加氢进料泵及液力透平项目进料泵液力透平流量m3/4.6、循环氢及新氢压缩机

新氢压缩机和循环氢压缩机采用联合往复式压缩机，采用增安型无刷励磁同步电动机驱动，1开1备。共2台。四列气缸，其中新氢段二级压缩二列气缸，循环氢段一级压缩二列气缸，允许最大综合活塞力应≥450kN。

七、主要设备及引进设备简介4.6、循环氢及新氢压缩机新氢压缩机和循环氢压缩机采4.6.1、循环氢及新氢压缩机七、主要设备及引进设备简介项目单位循环氢压缩机新氢压缩机1级新氢压缩机2级体积流量m3n/h891561595915959入口压力MPa(abs)5.772.47～4.31入口温度℃544044分子量3.202.02.0出口压力MPa(abs)8.54～4.408.574.6.1、循环氢及新氢压缩机七、主要设备及引进设备简介项目项目单位技术数据轴功率kW2551最大活塞力kN435压缩机机型

4M50驱动机功率kW3000驱动机形式

6000V，增安型无刷励磁同步电动机4.6.2、循环氢及新氢压缩机七、主要设备及引进设备简介项目单位技术数据轴功率kW2551最大活塞力kN435压缩机反应进料加热炉炉管系统采用6管程，对流、辐射炉管规格均采用Φ168.3X10.97，材质为TP347H，辐射炉管单根长度为11m，共60根，管心距为304.8mm；对流炉管有效长度为5.9m，每排6根，共设遮蔽管三排18根和钉头管9排54根，错排，管心距为304.8mm。

炉管材料从国外引进，其制造标准和验收标准应符合ASTMA376的规定。急弯弯管材质为WP347HS，其制造和验收应符合ASTMA403的规定。4.7.1、反应进料加热炉七、主要设备及引进设备简介反应进料加热炉炉管系统采用6管程，对流、辐射炉管规格均

反应进料加热炉采用置地余热回收系统。余热回收系统由前置空气预热器、热管式预热器、鼓风机、引风机和相应的烟风道及挡板组成。冷空气由鼓风机鼓入前置预热器，加热到56℃后进入热管预热器，与烟气换热至309℃后进入炉底风道，供燃料燃烧时使用。烟气由对流段顶部引下进入热管预热器，与空气换热至156℃后经引风机排入置于对流顶部的烟囱排放。冷空气设有旁路系统，便于调节空气和烟气温度，并在预热器检修时可给加热炉强制供风。本余热回收系统在设计时从结构和材料两方面考虑以降低硫酸低温露点腐蚀的危害，保证加热炉的长周期平稳运行。4.7.2.1、加热炉置地余热回收系统七、主要设备及引进