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1、Q/JSH J0401.402008发布中国石油化工股份有限公司荆门分公司中国石化集团资产经营管理有限公司荆门分公司企业标准中国石油化工股份有限公司荆门分公司中国石化集团资产经营管理有限公司荆门分公司中国石油化工股份有限公司荆门分公司2011-x-x实施2011-x-x发布180万吨/年柴油加氢装置工艺技术操作规程（试行）Q/JSH J0401.542011Q/JSHICS IIIQ/JSH J0401.542011目 次1 范围52 规范性引用文件53 工艺概述53.1 加氢精制的工艺原理53.2 脱硫吸附的工艺原理73.3 影响脱硫吸附的主要因素73.4 影响加氢精制效果的主要因素83.5
2、 工艺流程概述94 装置工艺设计参数105 装置物料平衡135.1 全装置初期物料平衡135.2 装置公用工程、辅助材料消耗及能耗135.3 化学试剂性质166 装置开工系统操作法176.1 开工过程操作原则176.2 准备工作176.3 开工前检查工作及开工进度表186.4 开工步骤187 装置停工系统操作法427.1 装置正常停工的条件及准备工作427.2 停工方法428 加热炉系统操作法448.1 加热炉简介448.2 加热炉系统操作法459 反应单元系统操作法519.1 反应单元日常工作529.2 正常操作法529.3 不正常操作法5510 分馏单元系统操作法5610.1 分馏日常工作
3、5710.2 分馏单元正常操作法5710.3 不正常状态系统操作法5811 原料油单元系统操作法5911.1 原料部分日常工作5911.2 原料部分正常操作法：5911.3 不正常操作法6012 胺液再生系统操作法6112.1 胺液再生部分日常工作6112.2 胺液再生部分不正常操作法6212.3 胺液再生系统紧急停工6413 压缩机系统操作法（以设备到货后型号为准编制）6413.1 新氢压缩机4M80操作法（K9101/ABC）6413.2 循环氢压缩机操作法（K9102）7214 泵操作法7514.1 泵区日常工作7514.2 离心泵操作法7514.3 故障及处理方法：7614.4 柱塞泵
4、的操作法7814.5 计量隔膜泵操作法8114.6 加氢进料泵（P-9102/A、B）操作法（以设备到货后型号为准编制）8315 事故处理方法8715.1 事故处理的一般原则8715.2 停电事故处理方法8715.3 停水事故处理方法8715.4 加热炉灭火处理方法8815.5 高压瓦斯中断处理方法8915.6 循环机停运处理方法8915.7 新氢机停运处理方法9015.8 原料泵停运（P-9101）处理方法9015.9 反应进料泵停运（P-9102）处理方法9015.10 紧急停工处理方法:9115.11 高压设备附近着火9115.12 反应器温度偏移上升9116 仪表控制方案及主要仪表性能
5、9316.1 仪表控制方案9316.2 ESD安全联锁保护9316.3 装置联锁逻辑图9817 HSE管理规定9917.1 装置主要危险识别主要危险有害因素辨识结果9917.2 安全规程10317.3 180万吨/年柴油加氢装置HSE目标11517.4 HSE指标11517.5 火灾和爆炸事故11517.6 高压危险11617.7 化学品的管理和危害11617.8 安全保护措施117附录A 设备明细一览表119A.1 塔类设备一览表（以最终到货设备资料为准）119A.2 反应器类设备一览表（以最终到货设备资料为准）119A.3 冷换设备一览表（待设备订货后最终资料）120容器类设备一览表（待设
6、备订货后最终资料）121A.4 机泵类设备一览表（待设备订货后最终资料）122A.5 压缩机类设备。（待设备订货后最终资料）123A.5.1 新氢压缩机（K-9101）性能参数及主要技术指标123A.5.2 循环氢压缩机（K-9102）主要性能参数及主要技技术术指标123A.6 加热炉F-9101规格表123A.7 加热炉F-9201规格表123A.8 装置停工及开工时应拆装盲板124A.9 装置安全阀明细表125附录B 反应器催化剂装填图126附录C 180万吨柴油加氢工艺原则流程图127附录D 工艺控制流程图128（待设计图纸最终版）128附录E 装置新建重大改造纪实129前 言为适应本企
7、业清洁燃料生产的需求，经总公司批准，本装置由北京设计院设计，中国石化工程建设公司施工建设，于2011年投入使用。本装置为180万吨/年柴油加氢精制装置，设计规模为每年开工8400小时，加工量为180万吨/年，胺液处理能力为72吨/小时。本装置采用中国石化工程建设公司开发的加氢工艺技术，采用中国石油化工股份有限公司石油化工研究院开发的加氢催化剂RS-1000，反应部分采用了国内成熟的炉前全混氢热高分方案，分馏部分采用硫化氢汽提塔+常压塔出柴油、石脑油的方案；循环氢采用MDEA作脱硫剂；富胺液在装置内再生。催化剂硫化采用湿法硫化；催化剂再生采用器外再生方案。本装置的主要产品是符合国排放标准的柴油及
8、可作为化工轻油的石脑油，同时副产少量气体。本规程是根据Q/JSH G1102.01-2008工艺技术操作规程标准中的工艺技术操作规程管理标准而编制的。本规程是车间管理人员和有关岗位进行操作的技术法规性指导文件。本标准从2011年x月x日起开始试行。本标准的附录都是标准的附录。本标准由中国石油化工股份有限公司荆门分公司技术处提出并归口管理。本标准起草单位：中国石油化工股份有限公司荆门分公司联合三车间。本标准主要起草人：骆胜兵 汪健 本标准校稿人：鲍胜本标准审核人：黄其雄本标准审定人：李革飞、张太龙、包友明、罗辉本标准批准人：杨勇刚III180万吨/年柴油加氢装置工艺技术操作规程1 范围本规程主要
9、规定了荆门分公司180万吨/年柴油加氢精制装置的工艺原理、流程、开停工系统操作法、事故处理方案及基本的HSE管理等内容。本规程适用于荆门分公司新建180万吨/年柴油加氢精制装置的生产操作和管理使用。2 规范性引用文件下列标准所包含的条文，通过在本标准中引用而构成本标准的条文。本标准出版时，所示版本均为有效。所有标准都会被修订，使用本标准的各方应探讨使用下列标准最新版本的可能性。Q/JSH G1102.01-2008 工艺技术操作规程标准Q/JSH J0400162011 180万吨/年柴油加氢装置生产工艺卡片3 工艺概述3.1 加氢精制的工艺原理加氢精制就是在一定的工艺条件下，通过催化剂的作用
10、，原料油与H2接触，脱除原料油中的硫、氮、氧及金属等杂质，并使烯烃饱和以提高油品使用性能的过程。3.1.1 主要化学反应3.1.1.1 加氢脱硫硫是普遍存在于各种石油中的一种重要元素，原油中硫含量因产地而异，典型的含硫化合物如硫醇类RSH、二硫化物RSR、硫醚类RSR与杂环含硫化合物噻吩等。加氢脱硫反应如下：3.1.1.2 加氢脱氮氮是天然石油中的一种重要元素，其中石油中的氮多以杂环、芳香化合物的形式存在，非杂环化合物如苯胺类，也有少量双环、多环、杂环氮化物；也存在少量吡啶、吡咯、喹啉及其衍生物。氮化物可分为碱性化合物和非碱性化合物，其中五员杂环的氮化合物为非碱性化合物，其余为碱性化合物。在加
11、氢过程中非碱性化合物通常转变为碱性化合物。几种含氮化合物的氢解反应如下：3.1.1.3 加氢脱氧石油中的含氧化合物含量远低于硫、氮化合物，通常石油馏分中的有机氧化物以羧酸（如环烷酸）和酚类为主，还有少量醚类、羧酸、苯酚类、呋喃类化合物。几种含氧化合物的氢解反应如下：3.1.1.4 加氢脱金属反应石油中一般含有金属组分，其含量因原油的产地不同而各异，其存在形式以金属络合物存在，它们的存在对炼制过程原料油的性质影响很大，金属组分以任何形式在催化剂上沉积都可以造成孔堵塞或催化活性位的破坏而导致催化剂失活，此外，在热加工中金属组分会促进焦炭的形成。3.1.1.5 芳烃加氢现代分析手段的分析结果表明，石
12、油中的芳烃主要有以下四类：单环芳烃（苯及苯基环烷烃、烷基苯）双环芳烃（萘及萘并环烷烃、烷基萘）三环芳烃（蒽、菲及其烷基化合物）多环芳烃（芘、萤等）其反应模型如下3.1.1.6 烯烃加氢反应 原油中含有少量的不饱和烃如烯烃类、炔烃类。其反应模型如下：3.2 脱硫吸附的工艺原理由柴油加氢反应来的循环氢在脱硫塔内与氮甲基二乙醇胺溶剂(MDEA)逆向接触,发生化学吸附反应。由于MDEA对硫化氢具有较高的吸收率,同时又不易溶解原料气中的其它组分,所以能有效地从原料气中将硫化氢脱除,从而得到所需的产品气。反应过程如下:C5H15O2N + H2S C5H15O2NH+ + HS-这个反应是在瞬间完成的,所
13、以能达到迅速连续的脱硫效果。同时，较高的压力及较低的温度有利于反应向右进行。3.3 影响脱硫吸附的主要因素影响脱硫吸附反应的主要因素有：温度、压力、胺循环量、吸收塔的液面、 MDEA浓度。3.2.1温度对脱硫的影响MDEA的碱性随温度的变化而变化，即温度低，MDEA碱性强，脱硫性能好；温度高则有利于硫化物在富液中分解。因而，脱硫操作都是在低温下进行，而再生则在较高的温度下进行。对吸收塔来说，温度低一则MDEA碱性强，有利于化学吸收反应，二则会使贫液中的酸性气平衡分压降低，有利于气体吸收；但如果温度过低，可能会导致进料气的一部分烃类在吸收塔内冷凝，导致MDEA溶液发泡而影响吸收效果。所以吸收塔的
14、塔顶温度控制在58左右，而MDEA贫液温度一般要比原料气温度稍高45，塔底为了防止溶液发泡则控制塔底的温度50。由于富液中吸收的H2S含量不同，其吸收的热量也相应改变，所以吸收塔底温还会受富液中的酸性气负荷、胺液浓度和胺循环量的影响。3.2.2压力对脱硫的影响对吸收来说，如果压力高，使气相中酸性气分压增大，吸收的推动力就增大，故高压有利于吸收。相反，如果吸收压力低，同样道理会使吸收推动力减少，不利于吸收。实际操作中由于压力太高会使设备承受不了而造成安全阀跳，同时会导致部分烃类气体的冷凝，压力太低会降低吸收效率，故需要严格控制操作压力。3.2.3胺循环量在一定的温度、压力下，MDEA的化学脱硫，
15、溶解度是一定的。循环量过小，满足不了脱硫的化学需要量，导致吸收效果降低，会出现净化气中的H2S量过大，质量不合格；而循环量过大，则塔负荷大，能耗高，在胺浓度一定时的胺液循环量的选定标准为：富液中的酸气负荷0.55摩尔分子H2S/摩尔分子MDEA。其中废氢脱硫设计流量为8.3t/h,循环氢脱硫设计流量为9t/h,高瓦脱硫设计流量为4.5t/h。所谓溶剂的酸气负荷是指吸收塔底富液中酸性气体（H2S）摩尔数与溶液中胺的摩尔数之比。当MDEA浓度决定后，它直接影响溶剂循环量。如果溶剂的酸气负荷选大了，由于一分胺只能与0.5分子的H2S起反应，这样过多的H2S就会生成硫化氢胺盐对设备腐蚀不利，同时，还会
16、降低吸收效果。如果富液中酸性气负荷上升，则要加大循环量，如果由于MDEA浓度低，吸收效果差，则需提高胺液浓度。3.2.4 吸收塔的液面吸收塔的液面高低会直接影响正常操作以及整个系统的胺液平衡；液面过高则降低了吸收有效空间，液面低会引起吸收塔压空、串气，溶剂循环泵抽空等，打乱整个操作。一般按液面的50控制。3.2.5MDEA浓度本装置是按MDEA浓度(2035)%（质量分数）控制，如果浓度20%单位体积中，富液中的酸性气浓度将变得较低，溶剂循环量必须加大，以便能更完全吸收原料气中H2S杂质。相反，使用较高浓度的MDEA溶液，将允许减少循环量，但每单位体积溶液吸收的酸性气体量将增加，酸性气浓度过高
17、的富溶剂腐蚀性更强。3.4 影响加氢精制效果的主要因素影响加氢效果的主要因素有反应温度、反应压力、氢油比、空速及催化剂活性等。3.4.1 温度加氢反应是放热反应，提高温度对加氢反应化学平衡是不利的，但有利于脱氢和裂化反应。在一定范围内提高温度，可以加快反应速度，同时，随着运转时间的延续，催化剂活性下降，也需提高温度予以补偿，但是温度过高，易产生过多的裂化反应，增加催化剂积炭速度，产品液收率低。较低的温度，从化学平衡的角度来看是有利的，但温度低，反应速度慢，如果反应温度太低，会造成反应速度太慢，而失去经济意义。3.4.2 压力在加氢过程中，有效的压力不是总压而是氢分压，由于加氢反应是体积缩小的反
18、应，提高压力，有利于加氢反应的进行，还可以减少缩合和迭合反应，并改善碳平衡有利于减少催化剂结焦，而且反应速度将随着氢分压上升而上升。但反应压力高会促进加氢裂化反应的进行，选择性变差，因而造成液收率下降，耗氢增加，氢纯度降低，过高的压力会增加设备投资和操作费用，同时对设备制造也带来一定的困难。3.4.3 空速空速提高意味着加大处理量，提高空速，则油品在催化剂表面的停留时间会变短，精制效果相应变差，反之降低空速即减少加工量，精制效果相对上升，但停留时间过长，会造成裂化反应加剧，增加耗氢和催化剂积炭，同时也降低了装置的实际处理能力。3.4.4 氢油比大量的氢气通过反应器可以把反应的生成热携带出来，起
19、着保护催化剂的作用，保证反应器内温度平衡，由于加氢过程中大量的氢气与原料混合，使原料通过催化剂床层时，分布更均匀。提高氢油比，有利于加氢反应，因为氢气与原料的分子比增加了，原料分子浓度增加，则有利于反应向生成物方向进行，既提高了产品质量，又减少了催化剂结焦，但是氢油比过大，原料与催化剂接触时间缩短，反过来又不利于加氢反应，加氢深度下降，系统压降也增加，因此，加氢氢油比的选择要适当，要考虑综合因素。3.4.5 催化剂催化剂是决定加氢精制效果的关键因素之一，选择使用高活性的催化剂可以在较缓和的条件下达到同样的精制效果,本装置选用高活性的RS-1000催化剂。3.5 工艺流程概述反应部分：原料油自装
20、置外进入原料缓冲罐（D-9101），经原料油泵（P-9101）加压后与精制柴油换热（E-9203）至110126后进入自动反冲洗过滤器（SR-9101），过滤后进入原料缓冲罐（D-9102），再由反应进料泵（P-9101）抽出升压后与混氢混合，先与加氢精制反应产物进行换热（E-9101），再经反应进料加热炉（F-9101）加热至要求温度；循环氢与新氢混合后与热高分气换热（E-9103）升温后原料油混合。混氢原料油自上而下流经加氢精制反应器（R-9101）。在反应器中，原料油和氢气在催化剂的作用下，进行加氢脱硫、脱氮、烯烃饱和等精制反应。从加氢精制反应器出来的反应产物与混氢原料油换热（E-910
21、1）后，进入热高压分离器（D-9103）进行气液分离，热高分气与混氢换热并经空冷（A-9101）冷却后进入冷高压分离器（D-9105），在冷高压分离器中进行气、油、水三相分离。为防止反应生成的铵盐在低温下结晶堵塞热高分气空冷器管束，在热高分气空冷器前注入除盐水以洗去铵盐。冷高压分离器顶出来的气体先经循环氢脱硫塔（C-9101）脱除硫化氢，再至循环氢压缩机（K-9102），重新升压后与经压缩后的新氢混合，返回反应系统，冷高压分离器油相送至冷低压分离器油侧进行再次分离。热高压油进入热低压分离器（D-9104）进一步闪蒸，热低分气经过冷凝后与冷高分油一起进入冷低压分离器（D-9106），冷低分油与热
22、低分油一起进入硫化氢汽提塔（C-9201）。从冷高压分离器及冷低压分离器底部出来的含硫污水经减压后，送出装置外处理。冷低分气送至蜡油加氢装置处理。产品分馏部分：硫化氢汽提塔（C-9201）顶分离出含有硫化氢的干气送至催化装置脱硫。塔底油与分馏塔（C-9202）的精制产品柴油换热（E-9205）后进入产品分馏塔。塔顶石脑油经空冷器（A-9202）冷却后，进入塔顶回流罐（D-9202）。其中一部分作为塔顶回流，另一部分再经过水冷（E-9202）冷却至40送出装置。从塔底出来的精制柴油产品，由泵（P-9203）抽出，先与硫化氢汽提塔塔底油换热，然后用于发生1.0Mpag蒸汽（E-9204），与原料油
23、换热（E-9203）后作为胺液再生塔重沸器（E-9303/B）热源，最后经空冷器（A-9203）冷却到50，作为产品送出装置。产品分馏塔设置重沸炉（F-9201）。胺液再生部分：来自外装置的MDEA富胺液与来自本装置D-9117的MDEA富胺液混合，与贫富胺液换热器（E-9302A/B）壳程出口的贫胺液在贫富液预换热器（E-9301A/B）内换热后，进入富液闪蒸罐(D-9302)，在此闪蒸出所携带的烃类。闪蒸后的富液经富液泵（P-9303A/B）升压，与来自溶剂再生塔（C-9301）底的高温贫液在贫富液换热器（E-9302A/B）换热升温后，进入溶剂再生塔（C-9301）进行解析。再生塔（C-
24、9301）所需热量由塔底重沸器（E-9303A/B）提供，塔底热源为0.45Mpa（g）的蒸汽和经过苯抽提换热后的精制柴油（开工初期短期使用0.45Mpa（g）的蒸汽，正常操作时使用精制柴油）。再生后的贫液从再生塔（C-9301）底流出，经贫富液换热器（E-9302A/B）、贫富液预换热器（E-9301A/B）与富液换热，再经贫液空冷器（A-9301A/B）、冷却至55，送入溶剂储罐（D-9301）。贫液则由外送贫液泵（P-9301A/B）抽出，一部分供本装置循环氢脱硫塔循环使用，另一部分送出装置到 60 万吨/年柴油加氢改质装置、70 万吨/年蜡油加氢精制装置及 70 万吨/年汽油加氢精制装
25、置等，供其装置脱硫循环使用。再生塔(C-9301)顶馏出的酸性气，经再生塔顶空冷器（A-9302A/B）、再生塔顶冷凝器(E-9304)冷凝后送至再生塔顶回流罐(D-9303)。罐内液体由再生塔顶回流泵(P-9305A/B)抽出打入塔顶做回流，未冷凝的酸性气由罐顶经压控阀出装置。工艺原则流程和具体控制流程图见附录。4 装置工艺设计参数本装置的工艺设计参数见表1和表2。具体操作控制按工艺卡片Q/JSH J040016执行。表1 各种原料性质数据原料组成1#直馏柴油2#直馏柴油焦化柴油焦化汽油处理量，万吨/年84.3230.8844.3116.33比例，w%4817.625.29.3密度（20），
26、kg/m30.85060.84510.86050.7191硫含量，w%0.5340.6941.1050.526氮含量，g/g2055253286174凝点，-2125十六烷指数495547溴价，gBr/100g馏程，初馏点205221.51653310%253.5275.52165730%8350%293.531328911270%13690%34535135115995%357.5361.5362终馏点366372372181表2 混合原料性质密度（20），kg/m3837.8硫含量，w%0.705氮含量，g/g1035十六烷指数，ASTM D-473751.4（柴油馏分）馏程（ASTM D
27、-86），初馏点4310%18530%26350%29070%31690%345终馏点372表3 胺液再生部分原料富胺液名称富胺液富胺液富胺液富胺液富胺液来源汽油加氢装置蜡油加氢装置废氢脱硫装置加氢改质装置柴油加氢装置温度，4848485858压力，MPa(g)0.70.60.60.51.17流量，kg/h4655.9827667241655236207.8其中：H2S，kg/h1922/10712.9781.3分子量24.4324.4324.4324.4324.43密度，kg/m31058.61058.61058.61054.51054.5表4 工艺设计参数反应器入口总压/MPa8反应器入口
28、氢分压*/MPa6.4总进料量/（104t/a）180 t/h（m3/h）214.3（255.8）体积空速（RG-1/RS-1000）/h-120.0/2.0催化剂装填量/m3第一床层（RG-1/RS-1000）12.8/25.6第二床层（RS-1000）44.8第三床层（RS-1000）57.5RS-1000 总计127.9反应温度/初期末期第一床层入口/出口303/329356/372第二床层入口/出口329/347367/387第三床层入口/出口347/357382/396总温升5450催化剂床层平均温度340380床层间冷氢量/(Nm3/h)026000反应器入口氢油比/(Nm3/ m
29、3)400400化学氢耗/%0.640.61反应进料加热炉入口压力，MPa(G) 8.68.8反应进料加热炉出口温度， 296362循环氢脱硫塔塔顶压力，MPa(G) 7.57.6循环氢脱硫塔塔顶温度，57循环氢进塔温度， 50贫胺液进塔温度， 55硫化氢汽提塔塔顶压力，MPa(G) 0.8硫化氢汽提塔塔顶温度， 105硫化氢汽提塔进料温度， 197产品分馏塔塔顶压力，MPa(G) 0.16产品分馏塔塔顶温度， 170产品分馏塔进料温度， 245热高压分离器操作压力，MPa(G) 7.67.8热高压分离器操作温度， 220 热低压分离器操作压力，MPa(G) 2.7 热低压分离器操作温度，22
30、0冷高压分离器操作压力，MPa(G) 7.57.7冷高压分离器操作温度， 50冷低压分离器操作压力，MPa(G) 2.65冷低压分离器操作温度， 50重沸炉入口温度， 281重沸炉出口温度， 299重沸炉入口压力，MPa(G) 0.8表5 产品性质预测运转时间运转初期运转末期产品馏分石脑油柴油石脑油柴油密度（20）/（g/cm3）0.7050.8350.7030.837硫含量/（g/g）2030020320氮含量/（g/g）21602180多环芳烃/1111馏程 ASTM D-86/初馏点501805018010%612266122630%852688526950%10328110328070
31、%14531414531590%167345167346终馏点180371371十六烷指数(ASTM D-4737)55545 装置物料平衡5.1 全装置初期物料平衡表6 理论物料平衡数据运行阶段初期末期入方/原料油100100氢气（化学氢耗）0.640.61小计100.64100.61出方/ H2S0.720.72 NH30.110.1 C10.030.09 C20.020.05 C30.080.18 C40.090.2 C5+石脑油9.8310.25精制柴油89.7689.02小计100.64100.61表7 装置实际物料平衡数据项目物料名称重%千克/时备注进料原料油100214286工业
32、氢1.062262反应注水8.6318500贫胺液18.239000汽提蒸汽0.561200合计128.45275248出料低分气0.38823硫化氢汽提塔顶气0.821756石脑油9.5320427柴油89.6192000酸性水9.0219326分馏塔顶凝结水0.29620富胺液18.8140296合计128.452752485.2 装置公用工程、辅助材料消耗及能耗表8 新鲜水、循环水消耗序号使用地点或用途给水 t/h排水 t/h备注新鲜水循环水净化水除盐水循环水含硫污水含油污水1贫胺液冷却器（ E-9105）3737备用2新氢压缩机168*2168*23循环氢压缩机55554反应进料泵（
33、P-9102）10105贫胺液升压泵（ P-9104）226反应注水19-1919备用7石脑油冷却器（ E-9202）15158柴油蒸汽发生器（ E-9204A/B）-7装置内除氧9硫化氢汽提塔顶凝结水0.510产品分馏塔顶凝结水-0.9回用11其他机泵1817112再生塔顶水冷器1515合计（柴油加氢部分） 26818.1间断26719.5不计新增的第三台新氢机和胺液部分消耗全装置合计45118.1间断45019.51表9 电序号使用地点或用途电压（V）设备台数（台）设备容量（kw)轴功率（kw)备注操作备用操作备用1新氢压缩机主（ K-9101）600021260026001880辅机38
34、017220112循环氢压缩机（ K-9102）辅机38022222122013133原料油泵（P-9101）3801111011081.34反应进料泵（ P-9102）600011125012509135反应产物注水泵（ P-9103）6000111601601066贫胺液升压泵（ P-9104）6000112202201657反冲洗污油泵（ P-9105）38011222213间断8重沸炉泵（ P-9201）6000211851851259硫化氢汽提塔顶回流泵（ P-9202）3801115157.510精制柴油泵（ P-9203）60001125025019111分馏塔顶回流泵（ P-9
35、204）3801145452312分馏塔顶凝结水泵( P-9207）3801100013抽油泵（ P-9401）3801-18.512间断14地下污油泵（ P-9402）3801-159.5间断15反应产物空冷器（ A-9101）380443042216热低分气空冷器（ A-9102）38012112517硫化氢汽提塔顶空冷器（ A-9201）380242241718分馏塔顶空冷器（ A-9202）380442241519产品柴油空冷器（A-9203）380762261520仪表用电380606021加热炉用电380112011022照明用电2208080间断23外送贫胺液泵 P-930138
36、01137372024胺液循环泵P-93023801111113.825富液泵P-93033801122221326再生塔底泵P-930438011303017.527再生塔顶回流泵 P-9305380117.57.52.628溶剂配置回收泵 P-930638017.54.229贫液空冷器A-9301380443042230再生塔顶空冷器 A-93023804430422合计（柴油加氢部分）6000466546653380不计新增的第三台新氢机和胺液部分消耗380735.1636.32209494全装置合计60007265466552603801090.1873.42209494表10 蒸汽及
37、凝结水序号使用地点或用途蒸汽用量，t/h备注1.0MPa(g)0.5MPa(g)凝结水1蒸汽汽提（C-9201）12伴热、分水包加热2-2间断3吹扫-4开停工，按 50 小时计4循环氢压缩机透平（ HT-9101）14-145柴油蒸汽发器（ E-9204A/B）-77合计8-7表11 压缩空气序号使用地点或用途用量(标)m3/min备注非净化风净化风1仪表用风6连续2吹扫、炉管烧焦-20间断合计206表12 氮气序号使用地点或用途用量(标)m3/min备注1氮封6间断2开停工,置换,吹扫及事故处理(60000m3n)分三四次用合计0表13 辅助材料消耗序号名称型号或规格年用量 t一次装入量 t
38、备注1催化剂RG-17.2保护剂RS-1000123精制剂2硫化剂DMDS25.5催化剂硫化用3缓蚀剂水溶性12塔顶防腐4瓷球3、6、1340催化剂支撑用5脱硫剂HS10125MDEA表14 装置消耗及能耗表序号项目消耗量消耗指标能耗 MJ/h备注单位数量单位数量1循环水t/h268千焦/吨41901122.922净化水t/h18.1千焦/吨10470189.5073凝结水t/h-7千焦/吨320300-2242.14电kw4110.3千焦/度1089044761.16751.0MPa 蒸汽t/h8千焦/吨3182000254566净化风m3n/min6千焦/标米316756037燃料气t/h1.008千焦/吨436539