80万吨重催装置操作规程工艺说明.docx

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1、第一章装置概述1.1 设计依据（1）河北中捷石化集团有限公司80万吨/年重油催化裂化装置可行性研究报告编制委托书；（2）河北中捷石化集团有限公司80万吨/年重油催化裂化装置工厂设计基础条件；（3）建设单位提供的与该项目相关技术资料。1.2 装置概况1.2.1 项目名称建设单位：河北中捷石化集团有限公司装置名称：80万吨年重油催化裂化装置1.2.2 建设性质本项目属于新建项目。1.2.3 建设规模及年开工时数重油管反按80104t/a，汽油管反为16104t/a；年开工时数：8000小时/年。1.2.4 装置组成装置包括反应再生部分、分馏部分、吸收稳定部分、主风机部分、气压机部分、余热回收部分。

2、1.2.5 设计原则（1）采用先进可靠的催化裂化技术，多产丙烯，降低汽油烯烃含量，提高企业的竞争能力和经济效益；（2）尽量采用“清洁工艺”，严格遵循国家、地方有关环境保护、消防、职业安全卫生的标准、规范，减少环境污染，确保排放物符合环保要求；（3）力求使装置操作简单灵活、抗事故能力强，同时采取行之有效的事故防范及处理措施，确保装置安全生产；1.2.6 设计范围本次设计范围为装置界区内的的全部内容。1.2.7 工艺设计目标（1）汽油的烯烃含量18v%；汽油的辛烷值RON达到96以上；（2）操作弹性满足60110；（3）气压机采用背压式气轮机驱动，蒸汽做动力；（4）催化剂的自然跑损控制在0.7/t

3、之内；（5）充分利用催化裂化装置的低温热；1.2.8 装置的主要产品主要产品：富含丙烯的液化石油气、高辛烷值低烯烃汽油；副产品：油浆和干气。1.2.9 原料及产品方案本装置的原料油为常压渣油，硫含量3000ppm（wt）。产品方案：以多产富含丙烯的液化石油气、高辛烷值低烯烃汽油为主要目的。产品去向： 液化石油气 至产品精制。汽 油 至产品精制。轻 柴 油 至加氢精制。干 气 至产品精制。油 浆 至油浆罐。2 原料及产品性质2.1 原料性质设计原料为常压渣油，其性质见表2-1。表2-1 原料油（常压渣油）性质（由研究单位提供）原 料 油常压渣油密度, （20）g/cm30.9485残炭,m%6.

4、62H,12.21S, g/g3000N, g/g3610烃族组成, m%饱和烃 /芳烃 /35.6 / 46.9胶质+沥青质17.5金属含量g/gNi/ V19.7 / 0.7Fe/Na5.7/19.2Ca16.2馏程初馏点28510%36630%42250%47170%54973%5552.2 产品性质2.2.1 干气和液化石油气组成见表2-2表2-2 干气、液化石油气组成vol% (计算值) 序 号组 份干 气液化石油气备 注1H237.372N213.253CO22.214H2O0.67 5O20.816H2S0.580.257C121.828C29.150.389C2=12.670.

5、0110C30.18.0911C3=1.0945.3212nC402.0213iC40.0512.014nC4=0.014.8715IC4=0.0210.4916cC4=0.036.317tC4=0.049.2218C50.061.0合 计100.00100.002.2.2 汽油性质见表2-3表2-3 汽油产品性质项 目调和汽油*密度 20, g/cm30.7889硫含量, g/g570氮含量, g/g160烃族组成烯 烃,V%18.08饱和烃,V%29.30芳 烃,V%52.63RON97.6诱导期,分钟500酸度,mgKOH/100ml0.85胶质,mg/100ml15腐蚀(Cu,50,3

6、h)1a馏程, IBP3110%5530%8550%11570%15090%181FBP202*注 调和汽油为轻汽油回炼后与重汽油馏分调和的产物2.2.3 轻柴油性质见表2-4表2-4 轻柴油产品性质项 目数 值密度,20, g/cm30.9706硫,%0.36氮,g/g793碱氮,g/g233粘度,20,mm2/s3.686酸度,mgKOH/100ml1.65胶质，mg/100ml156腐蚀,Cu,50,3h1a凝点, -30闪点, 99馏程,IBP20910%23430%25850%28870%30890%32995%336FBP349十六烷值213 装置物料平衡重油管反物料平衡及汽油管反

7、物料平衡由研究院提供。 表3-1重油提升管物料平衡序号物 料 名 称产 率数 量备 注wt%kg/h104 t/a(一)原 料1常压渣油10010000080.00 合 计10010000080.00(二)产 品1干 气4.1141103.292液化石油气其中C3=22.69.622600960018.087.683汽 油36.863686029.494轻柴油21.052105016.845油 浆550004.06焦 炭9.8898807.907损 失0.55000.4合 计10010000080.00说明：表中数据为潜含量表3-2汽油提升管物料平衡序号物 料 名 称产 率数 量备注wt%kg

8、/h104 t/a(一)原 料1汽 油1002000016.00合 计1002000016.00(二)产 品1干 气4.939860.792液化石油气其中C3=31.5113.76630227525.042.203汽 油59.79119589.574轻柴油2.114220.345焦 炭1.663320.216合 计1002000016.00说明：表中数据为潜含量表3-3装置总物料平衡序号物 料 名 称产 率数 量备 注wt%kg/h104 t/a(一)原 料1常压渣油10010000080.00合 计10010000080.00(二)产 品1干 气5.151004.082液化石油气其中C3=2

9、8.0912.35280901235023.129.883汽 油28.822882023.054轻柴油21.472147017.185油 浆550004.06焦 炭10.21102108.177损 失0.55000.48合 计10010000080.00说明：表中数据为潜含量4 工艺流程简述重油催化裂化装置：包括反应再生部分、分馏部分、吸收稳定部分、主风机部分、气压机部分、余热回收部分。4.1反应-再生部分自装置外来的常压渣油进入原料油缓冲罐（V1201），由原料油泵（P1201AB）升压后经循环油浆原料油换热器（E1215AB）加热至280左右，与自分馏部分来的回炼油混合后进入提升管中部，分

10、4路经原料油进料喷嘴进入提升管反应器（R1101A）下部，与通过预提升段整理成活塞流的高温催化剂进行接触完成原料的升温、汽化及反应，反应油气与待生催化剂在提升管出口经粗旋风分离器得到迅速分离后经升气管进入沉降器单级旋风分离器，在进一步除去携带的催化剂细粉后，反应油气离开沉降器，进入分馏塔。待生催化剂经粗旋及沉降器单级旋风分离器料腿进入位于沉降器下部的汽提段，在此与蒸汽逆流接触以置换催化剂所携带的油气。汽提后的催化剂沿待生立管下流，经待生塞阀并通过待生塞阀套筒进入再生器(R1102)的密相床，在700左右的再生温度、富氧(3%)及CO助燃剂的条件下进行逆流完全再生。再生后的再生催化剂通过各自的再

11、生立管及再生单动滑阀，进入两根提升管反应器底部，以蒸汽和干气作提升介质，完成催化剂加速、分散过程，然后与雾化原料接触。来自蜡油再生斜管的再生催化剂与来自汽油待生循环管的汽油待生催化剂通过特殊设计的预提升段整理成活塞流。轻重汽油分离塔顶回流油泵出口来的轻汽油，分两路进入汽油提升管反应器（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R1104粗旋以及汽油沉降器单级旋风分离器回收的催化剂进入汽油汽提段，在此与蒸汽逆流接触以汽提催化剂所携带的油气，汽提后的一部分催化剂经汽油待生斜管、汽油待生滑阀进

12、入蜡油提升管反应器（R1101A）底部预提升段，与再生催化剂混合。再生后的催化剂通过各自的再生立管及再生单动滑阀，进入提升管反应器（R1101A）和汽油提升管反应器（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。再生器烧焦所需的主风由主风机B1101提供，其中B1101出口的主风一部分经增压机升压后，分别作为外取热器流化风、提升风及待生套筒流化风。再生器产生的烟气，由七组两级旋风分离器分离催化剂，再经三级旋风分离器(CY1104)进一步分离催化剂后进入烟气轮机(BE1101)膨胀作功，驱动主风机组。烟气出烟气轮机后进入余热锅炉发生3.9MPa级蒸

13、汽，进一步回收烟气热能，使烟气温度降到200以下，经烟囱排入大气。4. 2分馏部分来自反应器R1101、R2101的反应油气进入分馏塔（T1201）下部。分馏塔共有30层塔盘，底部装有6层冷却洗涤用的人字型挡板。油气自下而上通过人字挡板，经分馏后得到气体、裂解粗汽油、裂解轻油和油浆。为了提供足够的内回流和使塔的负荷比较均匀，分馏塔分别建立了四个循环回流。分馏塔顶油气先后经分馏塔顶油气-热水换热器（E1201/AF）、分馏塔顶油气干式空冷器（E1202/AL）、分馏塔顶油气冷凝冷却器（E1203/AF）冷至40，进入分馏塔回流罐（V1203），粗汽油经粗汽油泵（P1202AB）抽出，送至吸收塔。

14、富气进入气体压缩机（C1301）；污水排至酸性水缓冲罐（V1208）经酸性水泵（P1203AB）抽出，送至硫磺回收装置处理。裂解轻油自分馏塔第14层板自流入轻柴油汽提塔（T1202），经水蒸汽汽提后用轻柴油泵（P1205AB）抽出，经轻柴油-热水换热器（E1206）、轻柴油-富吸收油换热器（E1210AB）、轻柴油-热水换热器（E1212AB）、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。油浆经循环油浆泵（P1209AB）从T1201底部抽出，经循环油浆原料油换热器（E1215AB）、循环油浆蒸汽发生器（E1216AB）冷

15、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。从吸收稳定部分来的富吸收油，经轻柴油贫吸收油富吸收油换热器（E1210）换热后，进入分馏塔第9层塔板。一中回流由T1201第17层塔板用一中循环油泵（P1206AB）抽出送至稳定塔（T1304）稳定塔底重沸器（E1312）作热源，然后经分馏一中段油-热水换热器（E1207）冷至190返回T1201第14层塔板。回炼油由T1201第29层塔板自流入二中及回炼油罐（V1202），由二中及回炼油泵（P1208AB）抽出，一路与

16、原料油混合后进入提升管反应器，另一路做为二中段循环回流，经分馏二中段油蒸汽发生器（E1208）后冷却至270，返回分馏塔第24层塔板；第三路做为内回流打入T1201第28层塔板上。4. 3吸收稳定部分从V1203来的富气进入气压机一段进行压缩， 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、

17、液、水分离。经V1302分离后的气体进入吸收塔（T1301）进行吸收，作为吸收介质的粗汽油及稳定汽油分别自第四层及第一层进入吸收塔，吸收过程放出的热量由两个中段回流取走。其中一中段回流自第六层塔盘流入吸收塔一中回流泵（P1305A、B）,升压后经吸收塔一中段油冷却器（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返回吸收塔第二十三层塔盘。经吸收后的贫气至再吸收塔（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

18、缩油由解吸塔进料泵（P1303A、B）从V1302抽出后进入解吸塔（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。脱乙烷汽油从解吸塔（T1302）底出来，用泵P1311AB加压经E1305AB与稳定汽油换热后进入稳定塔（T1304）。液化石油气从塔顶馏出，经稳定塔顶冷凝冷却器（E1310AF）冷却后进入回流油罐V1303。经稳定塔顶回流油泵（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（E1307A

19、B）、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。轻汽油组分从塔顶馏出，经轻重汽油分离塔顶空冷器（E1314AD）冷却后进入回流油罐V1310，液体产品轻汽油用轻重汽油分离塔顶回流泵（P1312AB）加压，一部分作为T1305的回流，另一部分送至反应部分。重汽油从轻重汽油分离塔（T1305）底出来，用重汽油泵P1313AB加压后，在重汽油-热水换热器（E1316AB）和重汽油冷却器（E1317AB）换热后去脱硫单元的汽油碱洗、脱硫醇系统。轻重汽油分离

20、塔（T1305）的热源为1.0MPA蒸汽。4. 4 低温热水生产系统自动力站来的70、400t/h的热媒水与分馏塔顶油气换热后分为两路，一路与顶循环油、分馏中段回流油换热；一路与轻柴油、重汽油换热。混合后热媒水温度约100，送至装置外。5 主要技术方案5.1 工艺技术路线采用多产丙烯技术采用多产丙烯技术，在降低汽油中的烯烃含量的同时，增加液化石油气特别是丙烯的产率。采用增产丙烯专用催化剂为满足本装置生产低烯烃汽油的要求，设计考虑采用增产丙烯专用催化剂。重油原料雾化采用CS型高效喷嘴CS型喷嘴具有雾化效果好、焦炭产率低、轻质油收率高、操作平稳等特点，可以充分满足工艺过程的要求，且在一定程度上可降

21、低蒸汽消耗。反应再生系统采用LY型高效旋风分离器从维持反再系统平稳操作，减少催化剂自然跑损的角度出发，反应再生系统中旋风分离器均采用分离效率高的LY型旋风分离器。采用高效汽提技术提高汽提效果对降低再生器烧焦负荷有很大好处。本设计重油沉降器及汽油沉降器采用了高效汽提技术并对汽提段进行特殊设计，以改善汽提蒸汽与待生催化剂的接触，提高汽提效果。5.2 工艺技术特点5.2.1采用同轴式两器型式本设计重油沉降器与再生器采用同轴式两器布置。该两器型式具有技术先进、操作简单、抗事故能力强、能耗低及占地少等特点。5.2.2再生工艺方案再生方案的选择以满足降低再生催化剂的定碳、使催化剂性能得以充分恢复，同时避免

22、采用过于苛刻的再生条件，有利于保护催化剂活性为前提。本装置采用单段逆流再生，催化剂定碳0.1%。该技术由以下几种单项技术组成：采取加CO助燃剂的完全再生方案采用该方案后，平均氧浓度的提高可使再生剂含碳明显降低，特别对于单段再生其效果更加明显。采用较低的再生温度较低的再生温度有利于提高剂油比并保护催化剂活性，为反应原料提供更多的活性中心。采用逆流再生通过加高待生套筒使待生催化剂进入密相床上部，并良好分配，然后向下流动与主风形成气固逆流接触，有利于提高总的烧焦强度并减轻催化剂的水热失活。采用待生催化剂分配技术在待生套筒出口配置特殊设计的待生催化剂分配器，使待生剂均匀分布于再生密相床上部，为单段逆流

23、高效再生提供基本的保证。采用高床层再生。设置较高的密相床层，这不仅可提高气固单程接触时间，而且有利于CO在密相床中燃烧，并提高催化剂输送的推动力。采用改进的主风分布管主风的分布好坏直接影响再生器的流化质量，从而影响烧焦效果。单段再生的再生器直径较大，因此，主风的分布好坏尤为重要。为改善流化质量，采用改进的主风分布管。5.2.3 反应部分工艺技术特点(1)采用双提升管、双沉降器设计。(2)采用特殊设计的重油提升管预提升段，将再生催化剂与汽油待生催化剂混合，以降低再生剂温度提高剂油比。(3)重油提升管原料油喷嘴选用特殊设计、雾化效果好、经过实际应用证明效果良好的CS型喷嘴，采用适宜的原料油预热温度

24、，尽可能降低原料进喷嘴的粘度，确保原料的雾化效果及油剂接触效果。(4)两根提升管分别采用优化的反应时间设计，为降低汽油烯烃、多产丙烯创造良好的条件。(5)重油提升管后部设有终止剂（正常情况下不投用），控制反应出口温度。(6)两根提升管出口设快速终止反应设施，提升管出口设置粗旋快分使油气与催化剂快速分离，粗旋升气管与沉降器单级旋分器入口软连接，以达到快速终止二次反应，减少反应油气在沉降器的停留时间从而减少二次反应和热裂化反应的发生，同时提高旋分效率，减少催化剂的跑损。(7)汽提段采用高效汽提技术：其中汽油汽提段采用填料式高效汽提技术。采取上述措施使得催化剂在从进入提升管至离开沉降器汽提段的整个过

25、程中均处于优化状态。通过予提升段尽可能地使催化剂流动均匀。采用高效雾化喷嘴使催化剂与良好雾化并均匀分布的原料油雾滴接触，达到瞬间汽化、反应的目的。使用粗旋升气管与单级旋分对口软连接技术可以减少过度裂化及热裂化反应，使反应油气在高温区的停留时间尽可能缩短。加之完善的汽提设施，从而达到提高轻质油收率，降低干气、焦炭产率之目的。5.2.4合理采用内、外取热技术置一台气控外循环取热器。该取热器不设滑阀而是通过调节流化风或提升风量来达到调节取热量、控制再生温度的目的，具有结构简单、运行可靠等特点。外取热器取热管采用肋片管，具有传热系数高、设备结构紧凑、抗事故能力强(取热管断水不易破裂漏水)等优点。外取热

26、水系统采用自然循环方式，节省动力，运行可靠。5.3 主要工艺计算汇总5.3.1反应部分工艺操作条件见表5-1。5.3.2再生部分工艺操作条件见表5-2。5.3.3重油再生线路压力平衡汇总见表5-3。5.3.4重油待生线路压力平衡汇总见表5-4。5.3.5汽油再生线路压力平衡汇总5-5。5.3.6汽油待生循环线路压力平衡汇总表5-6。5.3.7塔类设备计算汇总表5-7。5.3.8冷却换热设备计算汇总表5-8。表5-1 反应部分主要操作条件和计算结果序号项 目单位设计数据备注一重油提升管1原料油预热温度2002反应温度5203沉降器顶压力MPa(绝)0.314回炼比0.15反应时间s3.936再生

27、催化剂循环量t/h8357汽油管反待生剂循环量t/h2258剂油比(对总进料)9.649粗旋入口线速m/s16.510单级旋分入口线速m/s19二汽油提升管1进料温度452反应温度5503沉降器顶压力MPa(绝)0.324反应时间s2.715粗旋入口线速m/s16.56单级旋分入口线速m/s197再生催化剂循环量t/h2258剂油比11.23三重油汽提段1催化剂总循环量t /h10602质量流速t/（m2.h）172四汽油汽提段1催化剂总循环量t /h2252质量流速t/（m2.h）158表5-2 再生部分主要操作条件和计算结果序号项 目单 位设计数据备 注1再生器密相温度6902再生器顶压力

28、MPa(绝)0.353烟气过剩氧v%5.04主风总量Nm3/min22625一级旋分入口线速m/s206二级旋分入口线速m/s22表5-3 重油再生线路压力平衡汇总序号项 目单 位数 据备 注1推动力1)再生顶压MPa0.352)再生稀相静压MPa0.0043)再生密相静压MPa0.02524)再生斜管静压MPa0.0385合 计MPa0.41772阻 力1)沉降器顶压MPa0.312)粗旋压降MPa0.00753)提升管总压降MPa0.064)再生滑阀压降MPa0.0402合 计MPa0.4177 表5-4 重油待生线路压力平衡汇总序 号项 目单位数 据备 注1推动力1)沉降器顶压MPa0.

29、312)沉降器稀相静压MPa0.00033)汽提段静压MPa0.05524)待生立管静压MPa0.07合 计MPa0.43552阻力1)再生顶压MPa0.352)再生稀相静压MPa0.0043)再生密相静压MPa0.00984)待生立管套筒静压MPa0.030255)待生分配器压降MPa0.076)待生塞阀压降MPa0.03445合 计MPa0.4355表5-5 汽油再生线路压力平衡汇总序 号项 目单 位数 据备 注1推动力1)再生顶压MPa0.352)再生稀相静压MPa0.0043)再生密相静压MPa0.0214)再生斜管静压MPa0.03675合 计MPa0.411752阻力1)沉降器顶压

30、MPa0.322)粗旋压降MPa0.00753)提升管总压降MPa0.064)再生滑阀压降MPa0.03425合 计MPa0.41175表5-6 汽油待生循环线路压力平衡汇总序号项 目单位数 据备 注1推动力1)汽油沉降器顶压力MPa0.322)汽油沉降器稀相静压MPa0.00053)汽油汽提段静压MPa0.0424)汽油待生循环管静压MPa0.08合 计MPa0.44252阻 力1)重油沉降器顶压力MPa0.312)重油提升管总压降MPa0.063)重油粗旋压力降MPa0.00754)汽油待生循环滑阀压降MPa0.65合 计MPa0.4425表5-7冷却换热设备工艺计算汇总序号流程编号设备名

31、称介 质操作温度操作压力（绝）MPa流量热负荷kw对数平均温差温差校正系数重 量流 率Kg/(m2h)膜传热系 数W/(m2k)积 垢热 阻(m2k)/W传热系数W/(m2k)传热面积m2型 号折流板间距mm台数及联接方式备 注进口出口进口出口数量单位计算采用12345678910111213141516171819202122231E1201A-F分馏塔顶油气-热水换热器管程热水7077.3500000kg/h42179.40.8824290.0001732314552880RCBOS1300-1.6-480-6/25-6I2006台并联壳程分馏塔顶油气97.879.6107300kg/h4

32、350.000172E1202A-L分馏塔顶油气空冷器管程分馏塔顶油气79.661107300kg/h5122310.9510050.000173875341560P93-4-130-1.57S-23.4/GJ-Ia12片6路并联壳程空气30403515616kg/h10310.000173E1203A-F分馏塔顶油气冷凝冷却器管程循环水3038411560kg/h383012.910.8716090.0003424512682880RCBOS1300-1.6-480-6/25-6I2006台并联壳程分馏塔顶油气6140107300kg/h3260.000174E1204A-H顶循环油-热水换

33、热器管程热水77.394.9400000kg/h822113.60.9844770.000172562197316BIU1200-2.5/2.5-395-6/25-4I4504串2并壳程顶循环油11090645804kg/h3090.000175E1206轻柴油-热水换热器管程热水84.798.8100000kg/h163982.70.9993390.000172536785BIU600-2.5/2.5-85-6/25-4I3001台壳程轻柴油199.415460533kg/h4550.000176E1207分馏一中段油-热水换热器管程热水94.995.7400000kg/h37496.21.

34、0095780.000174998170BIU800-2.5/2.5-170-6/25-2I4501台管外分馏一中段油193190190237kg/h7820.000347E1208分馏二中段油蒸汽发生器管程分馏二中段油333.527071270kg/h3314471.005260.0007277249300BES1100-1.68/4.48-300-6/25-6II6001台壳程脱氧水2482485053kg/h24660.000178E1209封油冷却器管程循环水303941200kg/h40111.40.8521010.00034262134160BES800-2.5-160-6/25-

35、4I1台壳程封油604038057kg/h3900.000349E1210A、B轻柴油-富吸收油换热器管程轻柴油15411060533kg/h159341.40.938690.00034270147240BES700-2.5-120-6/25-4I2002台串联壳程富吸收油53.512042128kg/h5810.0003410E1212 A、B轻柴油-热水换热器管程热水77.384.7100000kg/h86615.10.9741760.00017257261420BIU800-2.5/2.5-165-6/25-4I3002台串联壳程轻柴油1108660533kg/h 3300.00034表

36、5-7冷却换热设备工艺计算汇总序号流程编号设备名称介 质操作温度操作压力（绝）MPa流量热负荷kw对数平均温差温差校正系数重 量流 率Kg/(m2h)膜传热系 数W/(m2k)积 垢热 阻(m2k)/W传热系数W/(m2k)传热面积m2型 号折流板间距mm台数及联接方式备 注进口出口进口出口数量单位计算采用123456789101112131415161718192021222311E1213A、B贫吸收油冷却器管程循环水303845000kg/h41914.80.9713880.00034236118250BES700-2.5-125-6/25-2I2002台串联管外轻柴油604039140

37、kg/h3720.0003412E1214轻柴油冷却器管程循环水304266900kg/h93435.10.9625570.0003428882160BES800-2.5-160-6/25-4I2001台壳程轻柴油866060533kg/h4450.0003413E1215 A、B原料油循环油浆换热器管程循环油浆360335251880kg/h47331800.999740.0009229122180BES600-4.0-90-6/25-21502台并联壳程原料油130200100000kg/h6570.000714E1216 A、B循环油浆蒸汽发生器管程循环油浆335280251880kg/h976955.21.007180.0009331573756BJS1200-1.98/4.7-378-6/25-6I6002台并联壳程脱氧水24824815470kg/h31060.0001715E1218A-F油浆冷却器管程循环油浆28090kg/hAES500-4.0-50-6/25-8I1503路