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1、第一章装装置概述1.1设设计依据据（1）河河北中捷捷石化集集团有限限公司880万吨吨/年重重油催化化裂化装装置可行行性研究究报告编编制委托托书；（2）河河北中捷捷石化集集团有限限公司880万吨吨/年重重油催化化裂化装装置工厂厂设计基基础条件件；（3）建建设单位位提供的的与该项项目相关关技术资资料。1.2 装置概概况1.2.1 项项目名称称建设单位位：河北北中捷石石化集团团有限公公司装置名称称：800万吨年年重油催催化裂化化装置1.2.2 建建设性质质本项目属属于新建建项目。1.2.3建设规规模及年年开工时时数重油管反反按800104t/aa，汽油油管反为为16104t/aa；年开工时时数：88
2、0000小时/年。1.2.4装置组组成装置包括括反应再生部部分、分分馏部分分、吸收收稳定部部分、主主风机部部分、气气压机部部分、余余热回收收部分。1.2.5设计原原则（1）采采用先进进可靠的的催化裂裂化技术术，多产产丙烯，降降低汽油油烯烃含含量，提提高企业业的竞争争能力和和经济效效益；（2）尽尽量采用用“清洁工工艺”，严格格遵循国国家、地地方有关关环境保保护、消消防、职职业安全全卫生的的标准、规规范，减减少环境境污染，确确保排放放物符合合环保要要求；（3）力力求使装装置操作作简单灵灵活、抗抗事故能能力强，同同时采取取行之有有效的事事故防范范及处理理措施，确确保装置置安全生生产；1.2.6设计范
3、范围本次设计计范围为为装置界界区内的的的全部部内容。1.2.7工艺设设计目标标（1）汽汽油的烯烯烃含量量188v%；汽汽油的辛辛烷值RONN达到966以上；（2）操操作弹性性满足6601100；（3）气气压机采采用背压压式气轮轮机驱动动，蒸汽汽做动力力；（4）催催化剂的的自然跑跑损控制制在0.7/tt之内；（5）充充分利用用催化裂裂化装置的的低温热热；1.2.8装置的的主要产产品主要产品品：富含含丙烯的的液化石石油气、高高辛烷值值低烯烃烃汽油；副产品：油浆和和干气。1.2.9原料及及产品方方案本装置的的原料油油为常压压渣油，硫硫含量330000ppmm（wtt）。产品方案案：以多多产富含含丙烯
4、的的液化石石油气、高高辛烷值值低烯烃烃汽油为为主要目目的。产品去向向： 液化石油油气 至至产品精精制。汽 油 至至产品精精制。轻 柴柴 油油 至至加氢精精制。干 气 至产品品精制。油 浆 至油浆浆罐。2 原料料及产品品性质2.1 原料性性质设计原料料为常压压渣油，其其性质见见表2-1。表2-11 原料油油（常压压渣油）性性质（由由研究单单位提供供）原料油常压渣油油密度, （200）g/ccm30.94485残炭,mm%6.622H,12.221S, g/gg30000N, g/gg36100烃族组成成, mm%饱和烃 /芳烃烃 /35.66 / 46.9胶质+沥沥青质17.55金属含量量g/g
5、gNi/ V19.77 / 0.77Fe/NNa5.7/19.2Ca16.22馏程初馏点28510%36630%42250%47170%54973%5552.2 产品性性质2.2.1 干干气和液液化石油油气组成成见表22-2表2-22 干气气、液化化石油气气组成vvol% (计计算值)序号组份干 气液化石油油气备注1H237.3372N213.2253CO22.2114H2O0.6775O20.8116H2S0.5880.2557C121.8828C29.1550.3889C2=12.6670.01110C30.18.09911C3=1.09945.33212nC402.02213iC40.0
6、5512.0014nC4=0.0114.87715IC4=0.02210.44916cC4=0.0336.317tC4=0.0449.22218C50.0661.0合计100.00100.002.2.2 汽汽油性质质见表22-3表2-33 汽汽油产品品性质项目调和汽油油*密度 220, g/cm330.78889硫含量, gg/g570氮含量, gg/g160烃族组成成烯 烃,V%18.008饱和烃,V%29.330芳 烃,V%52.663RON97.66诱导期,分钟5000酸度,mmgKOOH/1100mml0.855胶质,mmg/1100mml15腐蚀(CCu,550,3h)1a馏程,IB
7、P3110%5530%8550%11570%15090%181FBP202*注 调调和汽油油为轻汽汽油回炼炼后与重重汽油馏馏分调和和的产物物2.2.3 轻轻柴油性性质见表表2-44表2-44 轻轻柴油产产品性质质项 目目数 值密度,220, g/cm330.97706硫,%0.366氮,gg/g793碱氮,g/gg233粘度,220,mmm2/s3.6886酸度,mmgKOOH/1100mml1.655胶质，mmg/1100mml156腐蚀,CCu,550,3hh1a凝点, -300闪点, 99馏程,IBP20910%23430%25850%28870%30890%32995%336FBP34
8、9十六烷值值213 装置置物料平平衡重油管反反物料平平衡及汽汽油管反反物料平平衡由研研究院提提供。表3-11重油提提升管物物料平衡衡序号物料名称称产率数量备注wt%kg/hh104 t/aa(一)原料1常压渣油油100100000080.000合计100100000080.000(二)产品1干气4.111411003.2992液化石油油气其中C33=22.669.62260009600018.0087.6883汽油36.88636866029.4494轻柴油21.00521055016.8845油 浆5500004.06焦炭9.888988007.9007损失0.55000.4合计100100
9、000080.000说明：表表中数据据为潜含含量表3-22汽油提提升管物物料平衡衡序号物料名称称产率数量备注wt%kg/hh104 t/aa(一)原料1汽油10020000016.000合计10020000016.000(二)产品1干气4.9339860.7992液化石油油气其中C33=31.55113.77663022275225.0442.2003汽油59.7791195589.5774轻柴油2.1114220.3445焦炭1.6663320.2116合计10020000016.000说明：表表中数据据为潜含含量表3-33装置总总物料平平衡序号物料名称称产率数量备注wt%kg/hh104
10、t/aa(一)原料1常压渣油油100100000080.000合计100100000080.000(二)产品1干气5.1510004.0882液化石油油气其中C33=28.00912.33528099012355023.1129.8883汽油28.88228822023.0054轻柴油21.44721477017.1185油 浆5500004.06焦炭10.2211021108.1777损失0.55000.48合计100100000080.000说明：表表中数据据为潜含含量4 工艺艺流程简简述重油催化化裂化装装置：包包括反应应再生部部分、分分馏部分分、吸收收稳定部部分、主主风机部部分、气气压机
11、部部分、余余热回收收部分。4.1反反应-再再生部分分自装置外外来的常常压渣油油进入原原料油缓缓冲罐（VV12001），由由原料油油泵（PP12001ABB）升压压后经循循环油浆浆原料料油换热热器（EE12115ABB）加热热至2880左右，与与自分馏馏部分来来的回炼炼油混合合后进入入提升管管中部，分分4路经经原料油油进料喷喷嘴进入入提升管管反应器器（R11011A）下下部，与与通过预预提升段段整理成成活塞流流的高温温催化剂剂进行接接触完成成原料的的升温、汽汽化及反反应，反反应油气气与待生生催化剂剂在提升升管出口口经粗旋旋风分离离器得到到迅速分分离后经经升气管管进入沉沉降器单单级旋风风分离器器，
12、在进进一步除除去携带带的催化化剂细粉粉后，反反应油气气离开沉沉降器，进进入分馏馏塔。待生催化化剂经粗粗旋及沉沉降器单单级旋风风分离器器料腿进进入位于于沉降器器下部的的汽提段段，在此此与蒸汽汽逆流接接触以置置换催化化剂所携携带的油油气。汽汽提后的的催化剂剂沿待生生立管下下流，经经待生塞塞阀并通通过待生生塞阀套套筒进入入再生器器(R111022)的密密相床，在在7000左右的的再生温温度、富富氧(33%)及及CO助燃燃剂的条条件下进进行逆流流完全再再生。再再生后的的再生催催化剂通通过各自自的再生生立管及及再生单单动滑阀阀，进入入两根提提升管反反应器底底部，以以蒸汽和和干气作作提升介介质，完完成催化
13、化剂加速速、分散散过程，然然后与雾雾化原料料接触。来来自蜡油油再生斜斜管的再再生催化化剂与来来自汽油油待生循循环管的的汽油待待生催化化剂通过过特殊设设计的预预提升段段整理成成活塞流流。轻重汽油油分离塔塔顶回流流油泵出出口来的的轻汽油油，分两两路进入入汽油提提升管反反应器（R1104A）。R1104A的反应油气在提升管出口经粗旋迅速分离，油气经单级旋风分离器进一步除去携带的催化剂细粉，最后离开汽油沉降器，进入分馏塔。来自R111044粗旋以以及汽油油沉降器器单级旋旋风分离离器回收收的催化化剂进入入汽油汽汽提段，在在此与蒸蒸汽逆流流接触以以汽提催催化剂所所携带的的油气，汽提后后的一部部分催化化剂经
14、汽汽油待生生斜管、汽汽油待生生滑阀进进入蜡油油提升管管反应器器（R11011A）底底部预提提升段，与与再生催催化剂混混合。再再生后的的催化剂剂通过各各自的再再生立管管及再生生单动滑滑阀，进进入提升升管反应应器（RR11011A）和和汽油提提升管反反应器（R1104A）底部。在蒸汽或干气的预提升作用下，完成催化剂加速、分散过程，然后与雾化原料接触。再生器烧烧焦所需需的主风风由主风风机B111011提供，其其中B111011出口的的主风一一部分经经增压机机升压后后，分别别作为外外取热器器流化风风、提升升风及待待生套筒筒流化风风。再生器产产生的烟烟气，由由七组两两级旋风风分离器器分离催催化剂，再再经
15、三级级旋风分分离器(CY111044)进一一步分离离催化剂剂后进入入烟气轮轮机(BBE11101)膨胀作作功，驱驱动主风风机组。烟烟气出烟烟气轮机机后进入入余热锅锅炉发生生3.99MPaa级蒸汽汽，进一一步回收收烟气热热能，使使烟气温温度降到到2000以下，经经烟囱排排入大气气。4.2分分馏部分分来自反应应器R111011、R221011的反应应油气进进入分馏馏塔（TT12001）下下部。分分馏塔共共有300层塔盘盘，底部部装有66层冷却却洗涤用用的人字字型挡板板。油气气自下而而上通过过人字挡挡板，经经分馏后后得到气气体、裂裂解粗汽汽油、裂裂解轻油油和油浆浆。为了了提供足足够的内内回流和和使塔
16、的的负荷比比较均匀匀，分馏馏塔分别别建立了了四个循循环回流流。分馏塔顶顶油气先先后经分分馏塔顶顶油气-热水换换热器（EE12001/AAF）、分分馏塔顶顶油气干干式空冷冷器（EE12002/AAL）、分分馏塔顶顶油气冷冷凝冷却却器（EE12003/AAF）冷冷至440，进入入分馏塔塔回流罐罐（V112033），粗粗汽油经经粗汽油油泵（PP12002ABB）抽出出，送至至吸收塔塔。富气气进入气气体压缩缩机（CC13001）；污水排排至酸性性水缓冲冲罐（VV12008）经经酸性水水泵（PP12003ABB）抽出出，送至至硫磺回回收装置置处理。裂解轻油油自分馏馏塔第114层板板自流入入轻柴油油汽提塔
17、塔（T112022），经经水蒸汽汽汽提后后用轻柴柴油泵（PP12005ABB）抽出出，经轻轻柴油-热水换换热器（EE12006）、轻轻柴油-富吸收收油换热热器（EE12110ABB）、轻柴油油-热水水换热器器（E112122AB）、轻柴油冷却器（E1214）冷却至60，一部分送出装置，另一部分经贫吸收油冷却器（E1213AB）冷却至40去吸收塔。油浆经循循环油浆浆泵（PP12009ABB）从TT12001底部部抽出，经循环油浆原料油换热器（E1215AB）、循环油浆蒸汽发生器（E1216AB）冷却至280返回分馏塔，一部分返回T1201人字挡板顶部（对进入分馏塔的油气进行冷却和洗涤），另一部分
18、返回人字挡板底部。第三部分送至油浆冷却器（E1218AF）冷至90送出装置。从吸收稳稳定部分分来的富富吸收油油，经轻轻柴油贫贫吸收油油富吸收收油换热热器（EE12110）换换热后，进进入分馏馏塔第99层塔板板。一中回流流由T112011第177层塔板板用一中中循环油油泵（PP12006ABB）抽出出送至稳稳定塔（TT13004）稳稳定塔底底重沸器器（E113122）作热热源，然然后经分分馏一中中段油-热水换换热器（EE12007）冷冷至1990返回TT12001第114层塔塔板。回炼油由由T12201第第29层层塔板自自流入二二中及回回炼油罐罐（V112022），由由二中及及回炼油油泵（PP1
19、2008ABB）抽出出，一路路与原料料油混合合后进入入提升管管反应器器，另一一路做为为二中段段循环回回流，经经分馏二二中段油油蒸汽发发生器（EE12008）后后冷却至至2700，返回回分馏塔塔第244层塔板板；第三三路做为为内回流流打入TT12001第228层塔塔板上。4.3吸吸收稳定定部分从V12203来来的富气气进入气气压机一一段进行行压缩，然后由气压机中间冷却器冷至40，进入气压机中间分离器进行气、液分离。分离出的富气再进入气压机二段。二段出口压力（绝）为1.6MPa。气压机二段出口富气与解吸塔顶气及富气洗涤水汇合后,先经压缩富气干式空冷器(E1301A-D)冷凝后与吸收塔底油汇合进入压
20、缩富气冷凝冷却器(E1302A-D)进一步冷至 40后,进入气压机出口油气分离器(V1302)进行气、液、水分离。经V13302分分离后的的气体进进入吸收收塔（TT13001）进进行吸收收，作为为吸收介介质的粗粗汽油及及稳定汽汽油分别别自第四四层及第第一层进进入吸收收塔，吸吸收过程程放出的的热量由由两个中中段回流流取走。其其中一中中段回流流自第六六层塔盘盘流入吸吸收塔一一中回流流泵（PP13005A、B）,升压后后经吸收收塔一中中段油冷冷却器（E1303）冷至40返回吸收塔第七层塔盘；二中段回流自第二十二层塔盘抽出，由吸收塔二中回流泵（P1306）打至吸收塔二中段油冷却器（E1304）冷至40
21、返回吸收塔第二十三层塔盘。经吸收后后的贫气气至再吸吸收塔（T1303），用轻柴油作吸收剂进一步吸收后，干气分为两路，一路至提升管反应器作预提升干气，一路至产品精制脱硫，作为工厂燃料气。凝缩油由由解吸塔塔进料泵泵（P113033A、B）从V113022抽出后后进入解解吸塔（T1302）第一层，由解吸塔底重沸器（E1311）提供热源，以解吸出凝缩油中2组分。脱乙烷汽汽油从解解吸塔（TT13002）底底出来，用用泵P113111AB加加压经EE13005ABB与稳定定汽油换换热后进进入稳定定塔（TT13004）。液液化石油油气从塔塔顶馏出出，经稳稳定塔顶顶冷凝冷冷却器（EE13110AF）冷冷却后进
22、进入回流流油罐VV13003。经经稳定塔塔顶回流流油泵（P1308A、B）抽出后，一部分作稳定塔回流，其余作为液化石油气产品送至产品精制脱硫、脱硫醇。稳定汽油自塔底先经E1305AB与脱乙烷汽油换热后分为两路，一路去轻重汽油分离塔中部，另一路经解吸塔进料换热器（E1307AB）、稳定汽油-除盐水换热器（E1308AB）、稳定汽油冷却器（E1309AB）冷到40。用P1308AB升压送到T1301做补充吸收剂。稳定塔底重沸器（E1312）由分馏一中段循环回流提供热量。轻汽油组组分从塔塔顶馏出出，经轻轻重汽油油分离塔塔顶空冷冷器（EE13114AD）冷冷却后进进入回流流油罐VV13110，液液体产
23、品品轻汽油油用轻重重汽油分分离塔顶顶回流泵泵（P113122AB）加加压，一一部分作作为T113055的回流流，另一一部分送送至反应应部分。重重汽油从从轻重汽汽油分离离塔（TT13005）底底出来，用用重汽油油泵P113133AB加加压后，在在重汽油油-热水水换热器器（E113166AB）和和重汽油油冷却器器（E113177AB）换换热后去去脱硫单单元的汽汽油碱洗洗、脱硫硫醇系统统。轻重重汽油分分离塔（TT13005）的的热源为为1.00MPAA蒸汽。4.4低低温热水水生产系系统自动力站站来的770、4000t/h的热热媒水与与分馏塔塔顶油气气换热后后分为两两路，一一路与顶顶循环油油、分馏馏中
24、段回回流油换换热；一一路与轻轻柴油、重重汽油换换热。混混合后热热媒水温温度约1100，送至至装置外外。5 主要要技术方方案5.1 工艺技技术路线线采用多多产丙烯烯技术采用多产产丙烯技技术，在在降低汽汽油中的的烯烃含含量的同同时，增增加液化化石油气气特别是是丙烯的的产率。采用增增产丙烯烯专用催催化剂为满足本本装置生生产低烯烯烃汽油油的要求求，设计计考虑采采用增产产丙烯专专用催化化剂。重油原原料雾化化采用CCS型高高效喷嘴嘴CS型喷喷嘴具有有雾化效效果好、焦焦炭产率率低、轻轻质油收收率高、操操作平稳稳等特点点，可以以充分满满足工艺艺过程的的要求，且且在一定定程度上上可降低低蒸汽消消耗。反应再再生系
25、统统采用LY型型高效旋旋风分离离器从维持反反再系系统平稳稳操作，减减少催化化剂自然然跑损的的角度出出发，反反应再生生系统中中旋风分分离器均均采用分分离效率率高的LY型型旋风分分离器。采用高高效汽提提技术提高汽提提效果对对降低再再生器烧烧焦负荷荷有很大大好处。本本设计重重油沉降降器及汽汽油沉降降器采用用了高效效汽提技技术并对对汽提段段进行特特殊设计计，以改改善汽提提蒸汽与与待生催催化剂的的接触，提提高汽提提效果。5.2 工艺技技术特点点5.2.1采用用同轴式式两器型型式本设计重重油沉降降器与再再生器采采用同轴轴式两器器布置。该该两器型型式具有有技术先先进、操操作简单单、抗事事故能力力强、能能耗低
26、及及占地少少等特点点。5.2.2再生工工艺方案案再生方案案的选择择以满足足降低再再生催化化剂的定定碳、使使催化剂剂性能得得以充分分恢复，同同时避免免采用过过于苛刻刻的再生生条件，有有利于保保护催化化剂活性性为前提提。本装装置采用用单段逆逆流再生生，催化化剂定碳碳0.1%。该技术由由以下几几种单项项技术组组成：采取加加CO助燃燃剂的完完全再生生方案采用该方方案后，平平均氧浓浓度的提提高可使使再生剂剂含碳明明显降低低，特别别对于单单段再生生其效果果更加明明显。采用较较低的再再生温度度较低的再再生温度度有利于于提高剂剂油比并并保护催催化剂活活性，为为反应原原料提供供更多的的活性中中心。采用逆逆流再生
27、生通过加高高待生套套筒使待待生催化化剂进入入密相床床上部，并并良好分分配，然然后向下下流动与与主风形形成气固固逆流接接触，有有利于提提高总的的烧焦强强度并减减轻催化化剂的水水热失活活。采用待待生催化化剂分配配技术在待生套套筒出口口配置特特殊设计计的待生生催化剂剂分配器器，使待待生剂均均匀分布布于再生生密相床床上部，为为单段逆逆流高效效再生提提供基本本的保证证。采用高高床层再再生。设设置较高高的密相相床层，这这不仅可可提高气气固单程程接触时时间，而而且有利利于COO在密相相床中燃燃烧，并并提高催催化剂输输送的推推动力。采用改改进的主主风分布布管主风的分分布好坏坏直接影影响再生生器的流流化质量量，
28、从而而影响烧烧焦效果果。单段段再生的的再生器器直径较较大，因因此，主主风的分分布好坏坏尤为重重要。为为改善流流化质量量，采用用改进的的主风分分布管。5.2.3 反反应部分分工艺技技术特点点(1)采采用双提提升管、双双沉降器器设计。(2)采采用特殊殊设计的的重油提提升管预预提升段段，将再再生催化化剂与汽汽油待生生催化剂剂混合，以以降低再再生剂温温度提高高剂油比比。(3)重重油提升升管原料料油喷嘴嘴选用特特殊设计计、雾化化效果好好、经过过实际应应用证明明效果良良好的CCS型喷喷嘴，采采用适宜宜的原料料油预热热温度，尽尽可能降降低原料料进喷嘴嘴的粘度度，确保保原料的的雾化效效果及油油剂接触触效果。(
29、4)两两根提升升管分别别采用优优化的反反应时间间设计，为为降低汽汽油烯烃烃、多产产丙烯创创造良好好的条件件。(5)重重油提升升管后部部设有终终止剂（正正常情况况下不投投用），控控制反应应出口温温度。(6)两两根提升升管出口口设快速速终止反反应设施施，提升升管出口口设置粗粗旋快分分使油气气与催化化剂快速速分离，粗粗旋升气气管与沉沉降器单单级旋分分器入口口软连接接，以达达到快速速终止二二次反应应，减少少反应油油气在沉沉降器的的停留时时间从而而减少二二次反应应和热裂裂化反应应的发生生，同时时提高旋旋分效率率，减少少催化剂剂的跑损损。(7)汽汽提段采采用高效效汽提技技术：其其中汽油油汽提段段采用填填料
30、式高高效汽提提技术。采取上述述措施使使得催化化剂在从从进入提提升管至至离开沉沉降器汽汽提段的的整个过过程中均均处于优优化状态态。通过过予提升升段尽可可能地使使催化剂剂流动均均匀。采采用高效效雾化喷喷嘴使催催化剂与与良好雾雾化并均均匀分布布的原料料油雾滴滴接触，达达到瞬间间汽化、反反应的目目的。使使用粗旋旋升气管管与单级级旋分对对口软连连接技术术可以减减少过度度裂化及及热裂化化反应，使使反应油油气在高高温区的的停留时时间尽可可能缩短短。加之之完善的的汽提设设施，从从而达到到提高轻轻质油收收率，降降低干气气、焦炭炭产率之之目的。5.2.4合理理采用内内、外取取热技术术置一台气气控外循循环取热热器。
31、该该取热器器不设滑滑阀而是是通过调调节流化化风或提提升风量量来达到到调节取取热量、控控制再生生温度的的目的，具具有结构构简单、运运行可靠靠等特点点。外取取热器取取热管采采用肋片片管，具具有传热热系数高高、设备备结构紧紧凑、抗抗事故能能力强(取热管管断水不不易破裂裂漏水)等优点点。外取取热水系系统采用用自然循循环方式式，节省省动力，运运行可靠靠。5.3 主要工工艺计算算汇总5.3.1反应应部分工工艺操作作条件见见表5-1。5.3.2再生生部分工工艺操作作条件见见表5-2。5.3.3重油油再生线线路压力力平衡汇汇总见表表5-33。5.3.4重油油待生线线路压力力平衡汇汇总见表表5-44。5.3.5
32、汽油油再生线线路压力力平衡汇汇总5-5。5.3.6汽油油待生循循环线路路压力平平衡汇总总表5-6。5.3.7塔类类设备计计算汇总总表5-7。5.3.8冷却却换热设设备计算算汇总表表5-88。表5-11 反应应部分主主要操作作条件和和计算结结果序号项 目单位设计数据据备注一重油提升升管1原料油预预热温度度2002反应温度度5203沉降器顶顶压力MPa(绝)0.3114回炼比0.15反应时间间s3.9336再生催化化剂循环环量t/h8357汽油管反反待生剂剂循环量量t/h2258剂油比(对总进进料)9.6449粗旋入口口线速m/s16.5510单级旋分分入口线线速m/s19二汽油提升升管1进料温度
33、度452反应温度度5503沉降器顶顶压力MPa(绝)0.3224反应时间间s2.7115粗旋入口口线速m/s16.556单级旋分分入口线线速m/s197再生催化化剂循环环量t/h2258剂油比11.223三重油汽提提段1催化剂总总循环量量t /hh106002质量流速速t/（mm2.h）172四汽油汽提提段1催化剂总总循环量量t /hh2252质量流速速t/（mm2.h）158表5-22再生部部分主要要操作条条件和计计算结果果序号项 目单位设计数据据备注1再生器密密相温度度6902再生器顶顶压力MPa(绝)0.3553烟气过剩剩氧v%5.04主风总量量Nm3/minn226225一级旋分分入口
34、线线速m/s206二级旋分分入口线线速m/s22表5-33 重油油再生线线路压力力平衡汇汇总序号项目单位数据备注1推动力1)再生顶压压MPa0.3552)再生稀相相静压MPa0.00043)再生密相相静压MPa0.022524)再生斜管管静压MPa0.03385合计MPa0.411772阻力1)沉降器顶顶压MPa0.3112)粗旋压降降MPa0.000753)提升管总总压降MPa0.0664)再生滑阀阀压降MPa0.04402合计MPa0.41177表5-44 重油油待生线线路压力力平衡汇汇总序号项目单位数据备注1推动力1)沉降器顶顶压MPa0.3112)沉降器稀稀相静压压MPa0.00003
35、3)汽提段静静压MPa0.055524)待生立管管静压MPa0.077合计MPa0.433552阻力1)再生顶压压MPa0.3552)再生稀相相静压MPa0.00043)再生密相相静压MPa0.000984)待生立管管套筒静静压MPa0.03302555)待生分配配器压降降MPa0.0776)待生塞阀阀压降MPa0.0334455合计MPa0.43355表5-55 汽油油再生线线路压力力平衡汇汇总序号项目单位数据备注1推动力1)再生顶压压MPa0.3552)再生稀相相静压MPa0.00043)再生密相相静压MPa0.02214)再生斜管管静压MPa0.0336755合计MPa0.4111755
36、2阻力1)沉降器顶顶压MPa0.3222)粗旋压降降MPa0.000753)提升管总总压降MPa0.0664)再生滑阀阀压降MPa0.0334255合计MPa0.4111755表5-66 汽油油待生循循环线路路压力平平衡汇总总序号项目单位数据备注1推动力1)汽油沉降降器顶压压力MPa0.3222)汽油沉降降器稀相相静压MPa0.000053)汽油汽提提段静压压MPa0.04424)汽油待生生循环管管静压MPa0.088合计MPa0.444252阻力1)重油沉降降器顶压压力MPa0.3112)重油提升升管总压压降MPa0.0663)重油粗旋旋压力降降MPa0.000754)汽油待生生循环滑滑阀压
37、降降MPa0.655合计MPa0.44425表5-77冷却换换热设备备工艺计计算汇总总序号流程编号设备名称称介质操作温度度操作压力力（绝）MMPa流量热负荷kkw对数平均均温差温差校正正系数重量流率Kg/(m2h)膜传热系系数W/(mm2k)积垢热阻(m2k)/W传热系数W/(m22k)传热面积积m2型号折流板间间距mm台数及联联接方式式备注进口出口进口出口数量单位计算采用12345678910111213141516171819202122231E12001A-F分馏塔顶顶油气-热水换换热器管程热水7077.335000000kg/hh421779.40.888242990.00001773
38、231455528800RCBOOS13300-1.66-4880-66/255-6II2006台并联壳程分馏塔顶顶油气97.8879.661073300kg/hh4350.00001772E12002A-L分馏塔顶顶油气空冷器管程分馏塔顶顶油气79.66611073300kg/hh51222310.955100550.000017738753415600P933-4-1300-1.57SS-233.4/GJ-Ia12片66路并联壳程空气3040351556166kg/hh103110.00001773E12003A-F分馏塔顶顶油气冷凝冷却却器管程循环水30384115560kg/hh383
39、0012.9910.877160990.00003442451268828800RCBOOS13300-1.66-4880-66/255-6II2006台并联壳程分馏塔顶顶油气61401073300kg/hh3260.00001774E12004A-H顶循环油油-热水水换热器管程热水77.3394.994000000kg/hh8221113.660.988447770.000017725621977316BIU112000-2.5/22.5-3955-66/255-4II4504串2并壳程顶循环油油110906458804kg/hh3090.00001775E12006轻柴油-热水换热器管程热水84.7798.881000000kg/hh1639982.770.999933990.00001772536785BIU6600-2.55/2.5-885-66/255-4II3001台壳程轻柴油199.4154605333kg/hh4550.00001776E12007分馏一中中段油-热水换热热器管程热水94.9995.774000000kg/hh37496.221.000957880.00001774998170BIU8800-2.55/2.5-1170-6/225-22I4501台管外分馏一中中段