炼油厂常减压工艺技术规程

目录

1装置简要说明....................................................................03

2工艺过程简述及工艺流程简图.....................................................04

3主要工艺指标和技术经济指标.....................................................07

4主要动力指标....................................................................09

5产品、中间产品设计组成及指标..................................................09

6主要原料及原辅材料质量指标....................................................10

7主要设备一览表及主要设计参数...................................................11

8仪表控制方案及主要仪表性能.....................................................26

9安全、环保、健康技术规定.......................................................29

10装置开、停工方案.............................................................33

11装置事故处理.................................................................44

附图A装置平面布置图...........................................................48

附图B装置工艺原则流程图.......................................................49

1装置简要说明

1.1概况

1.1.1装置规模及改造情况

随着我公司生产规模的日益扩大及加工油种的劣质化，原15()万吨/年常压蒸储装置已无法满足生

产的需要。为了消除制约原油加工能力的瓶颈，于1999年时原150万吨/年常压蒸锚装置进行挖潜改

造，改造设计以加工中东高含硫原油一一沙特阿拉伯轻油为主，处理能力为800万吨/年，并在2001

年再次进行了扩能改造，在充分利用装置的已有设施的基础上扩建成现在的第三套常减压蒸馀装置.<>

扩能改造后的第三套常减压蒸储装置设计以加工中东高含硫原油一一伊朗轻油为主，处理能力为

1000万吨/年，产品主要有液化气、轻、重石脑油、航煤缁份、柴油、蜡油和渣油。主要改造内容有：

(1)工之流程改为原油换热、电脱盐、换热、初储、初底油闪蒸、换热、常压蒸储、减压蒸储、

初顶油和常顶二级冷凝油脱「烷脱戊烷工艺流程。

(2)新增一台中3600mm的闪蒸塔，一台中6800mm的常床塔，一台中5400/中9000/中6000的减

压塔，原常压塔利用，改为脱戊烧塔。

(3)原常压炉、重沸炉改造为减压炉，采用8路进料.，原炉管部分利，新增一台负荷为8000KW的

常压炉，并且新增一台空气预热器，常压炉、减压炉烟气联合回收热量。

(4)电脱盐罐尺寸为中3600X19500,引进Baker-Petrolite公司的bilectric脱盐技术和内构件。

(5)对部分机泵进行更换和改造。

1.1.2装置组成

整个装置由一-脱三注、初储一一闪蒸、常压蒸偏、减压蒸缁和轻燃回收等部分组成，充分利用了原

装置的占地和设备，并且在改造中运用了许多新的技术。

1.1.3装置平面布置图(见附图A)

1.2设计原则及主要工艺技术特点

1.2.1引进Baker-Petrolite公司先进脱盐技术和关键设备，使用两台(D3600X19560二级电脱盐罐

就可保证在1000万吨/年处理量时的脱盐效果。

1.2.2采用无压缩机回收液化气技术。

(1)初溜塔采用提乐操作，噪作压力为0.38MPa,控制初储塔回流罐基本不排气体，使液化气组

分被初顶油吸收，实现回收的目的。

(2)初溜塔顶回流罐温度控制在泡点状态，既可减少初顶油进脱丁烷塔的换热量，也可收到提高

分储精度的效果。

1.2.3设置脱丁烷、脱戊烷系统

(1)初顶油和常顶二级冷凝油进脱J烷塔，回收液化气。

(2)利用装置低温余热将脱丁烷后的石脑油继续脱戊烷，以保证作为催化重整原料的重石脑油中

C5含量满足要求。

1.2.4减压塔引进了Sulzer公司的分配器和填料技术，实行深拔。

(1)减压塔顶设置2组3级蒸汽抽空器，使塔顶残压达到0.00272MPa(20mmHg),以满足深拔要求。

(2)全塔采用5段规整填料，降低全塔压降，提高蒸发层的真空度。

(3)减压塔底吹入适量蒸汽进行微湿式操作，提高产品质量。

(4)采用1段净洗、低液量分配均匀的槽式分布器，降低HVGO中的残炭和重金属含量，减少塔高。

(5)进料口设置双切环流分配器，使上升气体均匀分布，减少雾沫夹带。

(6)塔底设急冷油线，控制塔底温度V365C,防止塔底油大量裂化。

(7)采用炉管吸收热胀量技术，设置•根中2200mm低速转油线，减少转油线压降和温降，降低减

压炉出口温度。

(8)减一线作为柴油储分。

1.2.5设闪蒸塔

初循塔与闪蒸塔重登放置，初底油自压进入闪蒸塔，闪蒸出部分油汽，既减少常压塔下部气液相负

荷，也可降低加热炉负荷，降低装置能耗。

1.2.6常压塔顶采用热回流，热回流罐分出的一级冷凝油直接与脱戊烷塔底的石脑油混合作为重石脑

海，产品罐分出的二级冷凝油进脱丁烷脱戊烷系统，既可减少一级冷凝油脱丁烷脱戊烷所需热量，又可

避免采用冷回流时因回流罐过大而带来的平面布置困难等问题。

1.2.7采用一台负荷为8000KW(6879X104Kcal/h)的常压炉，采外六路进料•，简化流程，方便操作，

1.2.8采用常压炉、减压炉烟气联合回收热量，以提高加热炉效率，同时利用工艺介质(减一线油)进

行预热空气，既消除了烟气的露点腐蚀问题，也回收了低温余热，降低了装置能耗。

1.2.9采用高效灵活的换热流程和换热设备，原油换热采用6—4—2流程，原油换热终温达294。(2,

装置热回收率达到83.44乐并且夹用双弓板、螺纹管等高效换热设备，强化传热效果。

1.3主要设计指标

1.3.1原油加工量为1000万吨/年，设计油种伊轻油。

1.3.2装置设计能耗为10.748千克标油/吨。加热炉炉膛温度不820C。

1.3.3常压炉设计热负荷288X10'kJ/h,减压炉设计热负荷为140.6X10lj/h。

1.3.4常压炉、减压炉设计热效率为90%。

1.3.5电脱盐设计操作压力》L3MPa。

2工艺过程简述及工艺流程简图

2.1工艺过程简述

2.1.1常减压部分

原油自罐区自流进入装置，经原油泵(P101ABC)升压后分为六路，第一路原油依次经原油一一初顶

油气换热器(E101AB)、原油一一常一线换热器(E103A,B)与热源换热；第二路原油依次经原油一一初顶

油气换热器(E101CD),原油一一常一•线换热器(E103CD)与热源换热：第三路原油依次经原油一一常顶油

气换热㈱(E1O2EF)和原油一常三线(IV)换热器(E109AB)与热源换热；第四路原油依次经原油一一常顶

油气换热器(E102CD)、原油一一减三线(II)换热器(E117AB)与热源换热：第五路原油依次经原油一一常

顶油气换热器(E102AB)、原油一一减二线换热器(E112AB).和原油一一渣油(IV)换热器(E121A)与热源

换热：第六路原油依次经原油一一常顶油气换热器(E102GH)、原油一一洗涤油(IH)换热器(E123)和原油

—渣油(N)换热器(E121B)与热源换热。上述六路原油合并后进入V101AB(原油电脱盐罐)进行二级脱

盐、脱水。经二级脱盐脱水的脱后原油再分为四路。第一路脱后原油依次经原油一一减三线(I)换热器

(E116A)、原油——渣油(HI)换热器(E120AB)、原油——常二中(HD换热器(E106A)、原油——减一中、

减二线(I)换热器(EUOA〜C)和原油一一减二中、减三线(H)换热器(E114AB)与热源换热；第二路脱后

原油先后经原油一一减三线(I)换热器(EU6B)、原油一一渣油(HI)换热器(E120CD)、原油一常二中(1H)

换热器(E106B)、原油一一减一-中、减二线(I)换热器(E110D〜F)和原油一一减二中、减三线(II)换热

器(E114AB)与热源换热：第三路脱后原油先后经原油一一常三线(山)换热器(E108A)、原油一一减•中、

减二线(H)换热器(E1UAB)、原油——常一中(I)换热器(E104AB)、原油——减二中、减三线(山)换热

相(E115A-C)和原油一一渣油(II：换热器(EU9A)与热源换热：第四路脱后原油依次经原油一常三线UH)

换热器(E108B)、原油一减一中、减二线(H)换热器(E11D、原油一常一中(I)换热器(E104CD)、原油

一减一中、减二线(1【1)换热器(E115D-F)和原油一渣油(H)换热需(E119B)与热源换热，四路脱后原油

换热后合并，以220℃左右的温度进入初储塔(T101)进行分储。

T101塔顶油气经原油一一初顶油汽换热器(E101A-D)和初储省顶空冷器(AC101AB)冷却至泡点状

态进入初储塔顶回流罐(V102)进行油、气、水分离。分离出的不凝气经压力控制阀(PV302)送入VI18

或VI19作加热炉燃料或V102顶不凝气进催化裂化装置吸收稳定系统回收轻烽；分离出的含硫污水送入

VI16；初顶油经初循塔顶泵(P102A,B)抽出升压后分为二部分，一部分返回塔顶作为回流，另一部分送

至脱丁烷塔进料缓冲罐(V106),初底油自压进入闪蒸塔(T102)闪蒸，闪蒸出的油气进入常压塔(T1Q3)

的第27层塔板：闪底油由闪底油泵(PIO3ABC)抽出后分两路。第一路经闪底油一一常二中(I)换热器

(E105AB),闪底油一一常三线(I；换热器(E107A)、闪底油一一减二中、减三线(I)换热器(EU3AB)、

闪底油一一渣油(1)换热器(EU8AC)和闪底油一一洗涤油(I)换热器(E122)与热源换热;第二路依次经

闪底油一一常二中(I)换热器(E105CD),闪底油一一常三线(I)换热裾(E107B)、闪底油一一减二中、

减三线(I)换热器(E113CD)和闪底油一一渣油(I)换热器(E118BD)与热源换热。换热完成后两路闪底油

合并进入常压炉(F101)加热，至363℃左右进入常压塔(T103)进行分储。

常压塔顶油经原油一一常顶油汽换热器(E102A〜F)与原油换热后进入常压塔顶回流罐(V103)进行

气液分离。分离出的气相经常顶油气空冷器(AC102A〜F)冷凝冷却后进入常顶产品罐(V104)再进行气液

分离，顶部的不凝气经压控阀(PV307)后至低压瓦斯罐(VI19)作加热炉燃料，V104分离出的常顶二级冷

凝油经常顶产品泵(P105AB)升压后送入脱丁烷塔进料缓冲罐(V106),V104底部的含硫污水送至含硫污

水罐(V116)。VI03分离出的常顶一级冷凝油经常顶回流泵(P104AB)抽出升压后，一路作为回流打入常

压塔顶，另一路与脱戊烷塔底油合并经重石脑油冷却器(AC103AB)和垂石脑油水冷器(WC101AB)冷却后，

作为重石脑油出装置，V103底部的含硫污水送入含硫污水罐(V116)。常一线油自常压塔(T103)第14或

第16层塔板自流进入常一线汽提塔(T104),经重沸汽提后由常一线油泵(P106AB)抽出升压，经原油一

一常一线换热器(EI03A〜D)、常一线空冷器(AC104AB)冷却至65c左右出装置。常二线油自常压塔(T103)

第30层塔板自流进入常二线汽提塔(T105),经过热蒸汽汽提后由常二线油泵(P107)抽出升压，先后经

常二线蒸汽发生器(SG101)、脱丁烷塔进料一一常二线换热器(E127)、软化水一一常二线换热器(E126)

换热后，可单独冷却出装置，也可与常三线合并出装置常三线自常压塔(T103)第40层塔板抽出由常

三线油泵(P108AB)升压后依次经闪底油一一常三线(I)换热器(E107AB)、常一线重沸器(RB1O1)、原油

——常三线(III)换热器(E108AB)、原油一一常三线(N)换热器(E109AB)与低温物料换热后,可单独冷却

出装置也可与常二线合并出装置。常四线油自门03第46层塔板抽出，经调节控制后直接进减三线油泵

F115AB入口。

常一中油经常一中油泵(P109；自常压塔(T103)第20层塔盘抽出，并经原油一一常一中(I)换热器

(E104A〜D),脱戊烷塔底重沸器(RB103)与低温物料换热后返回至常压塔(T103)第17层塔盘上。常二中

油由常二中油泵(P110AB)自常压塔(T103)第34层塔盘抽出,并经闪底油一一常二中(I)换热器

(E105A〜D)、脱丁烷塔底雨沸器(RB1O2)和原油一一常二中(III)换热器(El06AB)与低温物料换热后返回

至常压塔(T103)第31层塔盘上。

常压塔底油经过热蒸汽汽提后由常压塔底泵(PU1AB)抽出送至减压炉(F102)进•步加热后进入减

压塔(T106)进行减压分储。

减压塔(T106)顶气体经三级抽空和三级冷凝冷却后进入减顶油水分离罐(V105)进行油水分离。减顶

海水分离罐(V105)分离的含硫污水由减顶污水泵(P128AB)升压，经过旋流分离器分离油水后送出装置

(或走付线直接出装置)；V105分出的凝缩油被减顶污油泵(PU2AB)送至原油泵(P1O1ABC)入口或转轻污

油线出装置；减顶不凝气送至加热炉作为燃料。减一线由减一线油泵(P113AB)抽出后分为两路，一路作

为内回流返回减压塔(T106)第二层填料.上作内回流：另一路经空气预热器(E162)加热空气和减一线及顶

回流空冷器(AQ05AB)冷却后再分为两路，一路作为柴油出装置，另一路作为减顶回流返回T106顶部。

减二线及减一中油由减二线油泵(PU4)抽出先后经过原油——减一中、减二线(I)换热器(E11OA〜F)、

原油一一减一中、减二线(II)换热器(EULA〜D)与原油换热，换热后的减二线及减一中油分为两路，一

路作为减一中返回至减压塔(T106)第三层填料上，另一路再经过原油一一减二线(I)换热器(E112AB)

换热，由减二线水冷器(WC106AB)冷却后送入下游装置或蜡油罐区。减三线及减二中油由减三线泵

(P115A、B)抽出后分为两路，一路作为内向流返至减压塔(T106)第五层填料上，一路经过闪底油一一减

二中、减三线(1)换热器(Ell3A〜D)、原油——减二中、减三线(II)换热器(Ell4A〜D)、原油——减二

中、减三线(山)换热器(El15A〜F)与各冷流换热后再分为两路，•路作为减二中返回至减压塔(T106)

第四层填料上，另一路经过原油•减三线(I)换热器(E116AB)、原油一一减三线(II)换热器(Ell7A〜D)

与冷流换热，再经减三线水冷器(WC1O7)冷却至95c左右与减二线合并出装置.；或从此107前走热蜡线

至V加氢。减压洗涤油由减压洗涤油泵(PU6AB)抽出后分为两路，一路经与闪底油一一洗涤油(I)换热

密(E122),洗涤油蒸汽发生器(SG102)和原油一一洗涤油(III)换热器(E123)换热后出装置，另一路返回

减压塔(门06)汽提段。减压渣油由减压渣油泵(PU7AB)抽出，依次经闪底油一一渣油(I)换热器

(E118ABCD)和原油一一渣油(II)换热器(E119AB)换热后分两路，一路作为急冷油返回减压塔(T106)塔

底，另一路继续经原油一一渣油(HI)换热器(E120A〜D)和原油一渣油(N)换热器(E121AB)进行换热后送

出装置，或再经吃111冷却后出装置。

2.1.2轻燃回收部分

初顶油和常顶二级冷凝油进入脱丁烷塔进料缓冲罐(V106)后由脱丁烷塔进料泵(PU8A、B)抽出并升

压，经脱丁烷进料一一重石脑油换热器(E124)、脱丁烷塔进料一一说丁烷塔底油换热器(El25A〜C)、脱

丁烷塔进料一一常二线换热器(E127)换热后进入脱丁烷塔(T107)进行分储。

脱丁烷塔顶油汽经脱丁烷塔顶空冷器(AC106A〜D),脱丁烷塔顶水冷器(WC108A、B)冷凝却后进入脱

丁烷塔顶回流罐(V107)。V107顶排出的少量不凝气经压控阀PV406B送至高压瓦斯罐(V118)作加热炉燃

料；液化气自V107底部由脱丁烷塔顶回流泵(PU9A、B)抽出后•路作为回流返回塔顶，•路作为液化

石油气送至下游装置脱硫精制。脱丁烷塔底油经脱丁烷塔进料一一脱丁烷塔底油换热器(El25A〜C)换热

后进入脱戊烷塔(T108)进一步分徭。

脱戊烷塔顶油汽经脱戊烷塔顶空冷器(AC107A〜D)、脱戊烷塔顶水冷器(WC109)冷凝冷却后进入脱戊

烷塔顶回流罐(V108),V108顶少量不凝气经压控阀PV407B送至低乐瓦斯罐(VI19)作为热炉燃料，V108

底部轻石脑油由脱戊烷塔顶回流泵(P120A、B)抽出后一路作为回流返回塔顶，一路作为轻石脑油送出装

置。脱戊烷塔底油先经脱丁烷塔进料一一重石脑油换热器(E124)换烝，再与常顶一级冷凝油一起经垂石

脑油空冷器（AC103A、B）和重石脑油水冷器（WC101A、B）冷却后作为重石脑油出装置。

2.1.3一脱三注部分

外购来的破乳剂由P124B抽至V110A,B（破乳剂罐）贮存后,由P124A、C（注破乳剂泵）抽出,经计量

后注入到P101A,B,C（原油泵）入口。

自外装置来的氨水（5.0冬）进入氨水罐Vil2A后，加水稀释至0.6%—4.左右，由注氨水泵P126抽

出并升压，经分别计量后，去减压塔顶增压器和抽空器管线上。

缓蚀剂经泵P124B抽出进入缓蚀剂罐V111B后，经注缓蚀剂泵P125B、C抽出与常顶一级油经计量

混合，分别注入到常压塔顶挥发线、常压塔塔顶换热器进口管线上。

外购来的中和剂，经Pl36AB抽至中和剂罐V112A、V111B,用氨水按一定比例稀释后，经Pl36AB］中

和剂泵）抽出后注至常压塔顶管线上。

来自含硫污水罐VH6的初常顶回流水，经P127A,B（塔顶注水泵）升压后分三路，经分别计量后，

注入到初储塔顶、常压塔顶、常顶换热器和减压塔顶的管线上（当前为注至E102A〜H入口）.

自管网来的脱硫净化水进入V109A,B（电脱盐注水罐）后，经P123A,B（二级注水泵）抽出与

HCU0A,B（电脱盐排水冷却器）换热后，注入到V101B（二级电脱盐罐）：自V101B（二级电脱盐罐）排出的

脱盐水，经P122A,B（一级注水泵）抽出注入到VIOLA（一级电脱盐罐）；自V101A（一级电脱盐罐）排出的

脱盐水经与WC110A,B（电脱盐排水冷却器）换热后出装置。

2.2装置工艺原则流程图（见附图B）

3主要工艺技术指标、装置能耗有标、主要动力指标

3.1主要工艺指标

3.1.1一脱三注系统工艺指标

序号项目名称单位设计指标控制指标备注

1电脱盐操作温度C125110〜150

2电脱盐一级罐操作压力MPa1.08>1.6

3电脱盐注水量%7.54-12

4破乳剂注入量PPm103-30

5缓蚀剂注入量g/t1-21.25-3

6缓蚀剂配置浓度%0.80.5-1.5

7注氨浓度%3.20.5-3.2

8塔顶注水量%54〜5

9脱前原油含盐量mg/L<100<100

10脱盐率%299299

11脱后含盐量mg/L>3.0>3.0

12原油脱后含水量%>0.3>0.3

13脱盐罐切水含油量mg/L>300>300

3.1.2常减压系统工艺指标

序号项目名称单位设计指标控制指标备注

1原油换热终温C294<250

2初储塔顶压力MPa0.38MPa>0.56

3常压炉出口温度C363(335〜370)±1

4常压炉分支流量t/h475*75

5常压炉分支温差ec>10>10

6过热蒸汽温度C400380〜420

7过热蒸汽压力MPa0.30.25-0.45

8常压塔顶压力MPa0.09>0.20

9柴油冷后出装置温度C85>85

10减压炉出口温度*C397(分支)(350-380)±1

11减压炉分支流量t/h*35<35

12减压炉分支温差C>15>15

13常、减压炉炉膛温度*C>800>820

14预热器排烟温度℃170<150

15减压塔顶真空度kPa97.6*93

16冷蜡出装置温度*C9055〜98

17渣油出装置温度ec160>160

18V102.V103,V104脱水含油mg/L>300>300

19V102、V103、Y104脱水PH值5.5〜9.55.5〜9.0

3.1.3轻燃回收系统工艺指标

序号项目名称单位设计指标控制指标备注

1脱丁烷塔顶压力MPa1.20>1.30

2脱丁烷塔顶温度七80.2>75

3脱戊烷塔顶压力MPa0.10>0.15

4脱戊烷塔顶温度•c74.4>75

3.2主要技术经济指标

单位耗量小时耗量单位能耗

项目备注

数量卷位数量单位MJ/t

燃料9.07kg/t10798kg/h379.74

电3.94kvh/14690.73kwh/h49.49

1.OMPa蒸汽0.0204t/t24.25t/h64.8

软化水0.0071t/t8.5t/h0.0075

循环水1.77t/t2108t/h7.42

新鲜水0.0021t/t2.5t/h0.016

热输出51.45MJ/t61241MJ/h-51.45

单位耗量小时耗量单位能耗

项目备注

数量亘位数量单位MJ/t

常二线10136MJ/h-8.51125c〜85c

常三线12449MJ/h-10.46125c〜85c

减二线12259MJ/h-10.3125℃〜90℃

减三线11698MJ/h-9.83125c〜90c

160℃〜

渣油14699MJ/h-12.35

130eC

10.748kg标

合计450.01

油/t原油

注：如果热输出没有接收装置，则常减压装置能耗为11.98kg标油/t原油。

4主要动力指标

循环水温工业风压仪表风压

项目蒸汽压力循环水压力过滤水压力

度力力

单位MPaMPa℃MPaMPaMPa

指标40.80<0.35>3240.440.440.4

管理部门公司公司公司公司公司公司

5原料、产品、半成品质量指标

5.1原料质量指标

项目单位指标管理部门

原油进装置含水%W>1.0公司

轻污油进装置含水%W>2.0公司

重污油进装置含水%W>2.0公司

原料油酸值mgKOH/g>0.5公司

5.2产品质量指标

项目单位指标备注

初顶油KK℃160-170视生产情况调整

常顶一级油KK160~170视生产情况调整

常顶二级油KKCW165视生产情况调整

常一线KK℃225〜240视生产情况调整

常一线冰点W-47

常一线闪点N38

常二线闪点℃55〜70

项目单位指标备注

常三线KK℃360〜375视生产情况调整

减一线KK℃360〜375视生产情况调整

减三线KK℃545〜565

减三线比色W5

重石脑油KKC160〜170视生产情况调整

渣油针入度1/110mm85〜95视生产情况调整

渣油软化点℃44〜52

渣油延度（15℃）cm>150

液化气C5含量%&2

6主要化工原材料质量指标

6.1主要化工原材料质量指标

6.1.1氨水

来源：二联合浓度：3〜6%自配浓度：0.5—3$左右

6.1.2破乳剂

生产厂家：大连栗田型号：KURITA-E-2715

6.1.3缓蚀剂

生产厂家：大连栗田型号:KURITA-E-1573

6.1.4中和剂

生产厂家：大连栗田型号:KURITA-E-8237

6.2L-AN46机械油的质量指标

项目单位质量指标

运动粘度（40℃）厘斯41.4〜50.6

倾点℃实测

凝点>10

残炭%>0.25

灰份%>0.07

水溶性酸或碱无

酸值mgkOH/g>0.2

机械杂质%>0.007

水份无

闪点（开口）℃180

腐蚀（T钢100℃小时）合格

色度#>20

川套常施压装置工艺技术规程®1051共55页

7主要设备一览表及主要设计叁数

7.1塔类设W白一览表及主要设计1联数

操作乐力塔板向斛层

塔板型式降液管面枳

序女各设台MP<i距晚填气体近体塔板敢塔板塔总高

介明或塔径对塔截面之

号位号名称料高度代;,；〈块）压降n

塔顶塔底进口塔顶塔底埴科名称比％

ItPa

原油，右脑ADVJS分

*101初慵塔1582162180.480.53

1油浮阀

1-22600360017372135.11022402.72B.2

102闪蒸塔初底油2102102160.280.283600815517

2

闪顶气

103常压塔闪底油16035-13630.250.31导向泞冏,18.2

176林线汕导向浮圈700680049660325.59.7216171

1T-20常一中油导向浮田7006K(X>60853918.99.724562

2.-30希二线油导间泮脚700680065027377.29.7210581

3

3：~弘常二中油导向浮阀7006800弼6613889.724566

35-40常三线油导向向时700680038626563.49.816379

塔顶塔底进11塔顶塔底

49-52常底油导向泞阳7006K(X>10199蒯99.724221

常线ADV微分2200/

47101常1一线油2182302050.260.265002458261.9256424H.625

汽提塔浮同1800

常二线ADViS分

5"105常二线油267Jbl2620.270.275(1018001932221.7251•1297.5

汽提塔浮利

"106减压塔常底油753613800.0030.005规整填料38.23

6

以科IM125Y^306000254918181.2

2003年12月15「I批准2003年12月31「I实施

川套常减压装置工艺技术规程第”贝共55贝

操作温度操作IE力塔板向每层

塔板型式降液管面枳

序设的rMPii距或城气体流体塔长数塔板塔总高

介明或塔径对塔裁面之

号文可名称科商度充氟，:"（珠〉压降It

塔m塔底进口塔顶塔底堪科名称比％

111Pa

M125X666287.2

M250Y苗023.04

M2Y84027.78

WI11IMl25K两247.22

M64X663393.6

wmvM125X1110425.8

728.1

短料VM125Y