30万吨常减压装置技术操作规程.docx
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30万吨常减压装置技术操作规程
30万吨/年常减压蒸馏装置操作规程
装置概况
11.1 装置简介
30万吨/年常减压蒸馏装置为埃森集团在新加坡开发处理废油的一道工序，从中提取轻组分目的产品，装置的设计规模为混合原料油30万吨／年，主要加工外来混合原料油（收集废油）。
年开工时数：
8400小时。
装置组成
本装置由电脱盐部分、换热网络部分、常压部分、减压部分、加热炉及其烟气余热回收部分等组成。
原料油在本装置内经脱盐脱水、常压蒸馏和减压蒸馏被分为自产瓦斯、重整料（石脑油、汽油）、航煤、柴油馏分、蜡油馏分和减压渣油等，为后续加工装置或是外销提供合格原料/产品。
11.2 装置技术特点
常减压装置采用初馏塔、常压塔和减压塔的三塔蒸馏工艺流程。
原油经脱盐脱水、初馏塔、常压蒸馏和减压蒸馏，分割为石脑油、航煤、柴油、减压蜡油和减压渣油等。
减压蒸馏采用深拔技术，根据总流程及原料油评价，减压渣油的实沸点切割温度按565℃以上考虑。
电脱盐装置
本装置采用三级电脱盐工艺，一级电脱盐采用国产高速电脱盐技术，二级电脱盐采用低速电脱盐技术（交直流电脱盐技术）。
本装置采用高速+低速电脱盐组合的二级电脱盐工艺，一是确保原油脱后含盐≤3mgNaCl/L，脱后含水≯0.2%，为减轻设备腐蚀，延长装置的运行周期，并为下游装置提供金属离子含量合格的原料。
二是一级采用高速电脱盐，可以减小电脱盐罐的尺寸，减少设备投资，二级采用低速电脱盐，可以确保加工原料油变化的适应性和脱盐效果。
其电场布置与进油分配方式如下图所示：
常压蒸馏装置
常压蒸馏装置采用了原油初馏塔工艺，将原油换热至215℃左右进入初馏塔T-101。
初馏塔规格为Ø1900×Ø1500×30500。
筒体材质为Q345R+06Cr13AL/Q345R。
内设五层波纹填料，填料材质采用不锈钢304。
常压塔进料温度为360℃，塔顶操作压力为130kPa。
常压塔采用30层塔盘,塔盆型式:
1～20为浮阀塔板;21～30为JCPT塔板。
抽出两条侧线，两个中段回流。
常压塔规格为Ø2000×28380，进料板采用汽液双切环向进料分布器，配有液体除沫器。
为提高提馏段的汽提效果，进料板下增设液体收集器以充分利用提馏段的塔板。
减压蒸馏装置
减压塔采用全填料微湿式减压蒸馏工艺，设两条侧线，减一线为柴油馏分，作为柴油加氢原料；减二线为重柴油，作为催化裂化原料。
减压渣油作为催化原料预处理装置原料和延迟焦化装置的原料。
减压塔共有5段规整填料，分别为减顶回流段、减一中段、柴油分馏段、减二中段、重柴油分馏段，进料设有汽液分配器。
根据总流程的安排，本装置的减压渣油部分作为焦化装置的原料，部分作为渣油加氢装置的原料，本装置的减压渣油实沸点切割点为565℃以上，减压塔按深拔进行设计。
决定减压拔出率的关键是减压塔汽化段的温度和压力，降低汽化段压力和提高汽化段的温度都能提高减压部分的拔出率。
工艺原理
本装置工艺部分包括电脱盐系统、初馏塔系统、常压系统、减压系统、瓦斯焚烧系统等五个部分，其主要工艺原理如下：
11.3 电脱盐原理
电脱盐是通过在原油中注水，使原油中的盐份溶于水中，再通过注破乳剂，破坏油水界面和油中固体盐颗粒表面的吸附膜，然后借助高压电场的作用，使水滴感应极化而带电，通过高变电场的作用，带不同电荷的水滴互相吸引，融合成较大的水滴，借助油水比重差使油水分层，油中的盐随水一起脱去。
本装置采用二级电脱盐工艺，一级电脱盐采用高速电脱盐技术，二级电脱盐采用低速电脱盐技术（交直流电脱盐技术），控制原油脱后含盐量≤3mgNaCl/L、脱后含水量≤0.2%。
11.4 蒸馏原理
原料油的组成
原料油的元素组成
原料油主要由C、H、S、N、O等元素组成，除以上五种主要元素外，在原料油中还存在微量的金属元素和非金属元素。
在金属元素中主要有钒（V）、镍（Ni）、铁（Fe）、铜（Cu）、铅（Pb）、钙（Ca）、钛（Ti）、镁（Mg）、钠（Na）、钴（Co）、锌（Zn），在非金属元素中主要有氯（Cl）、硅（Si）、磷（P）、砷（As）等。
原油的馏份组成
在炼油厂，通常没有必要把原油分离成单个组份，而是先把原油“切割”成几个“馏份”。
这些馏份仍是一个混合物。
原油的烃类组成
从化学组成来看，原油馏份可分为两大类，即烃类和非烃类。
在同一原油中，随着馏份干点的增高烃类含量降低，非烃类增加。
烃类组成常用“族组成”表示法，“族组成”通常是以饱和烃（烷烃＋环烷烃）、轻芳香烃（单环芳烃）、中芳香烃（双环芳烃）、重芳香烃（多环芳烃）等项目来表示结构族组成。
常减压蒸馏原理
常减压蒸馏装置，是以加热炉和精馏塔为主体而组成的所谓管式蒸馏装置。
经过预处理的原油流经一系列换热器，与温度较高的蒸馏产品及回流油换热，进入一个初馏塔（或初馏塔），闪蒸出（或馏出）部分轻组份，塔底拔头原油继续换热后进入加热炉被加热至一定温度，进入一个精馏塔。
此塔在接近大气压下操作，故称为常压塔。
在这里原油被分割，从塔顶出石脑油，侧线出煤油、柴油等馏份，塔底产品为常压重油，沸点一般高于350℃。
为了进一步生产润滑油原料和催化原料，如果把重油继续在常压下蒸馏，则势必将温度提高到400℃～500℃。
此时，重油中的胶质、沥青质和一些对热不安定组份会发生裂解、缩合等反应，这样一则降低了产品质量，二则加剧了设备结焦。
因此，必须将常压重油在减压（真空）条件下进行蒸馏。
降低外压可使物质的沸点下降，故而可以进一步从常压重油中馏出重质油料，此蒸馏设备就叫减压塔。
减压塔底产物中集中了绝大部分的胶质、沥青质和很高沸点（500℃以上）的油料，称为减压渣油，这部分渣油可以进一步加工制取高粘度润滑油、沥青、燃料和焦炭。
减压蒸馏温度（减压塔进料温度）一般限制在400℃以下，把减压切割点提高到565℃，从而提高了总拔出率。
这种配有常压和减压的精馏装置称为常减压蒸馏装置。
常压蒸馏原理
常压系统的目的主要是通过精馏过程，在常压条件下，将原油中的汽、煤、柴馏份切割出来，生产合格的汽油、煤油、柴油及部分裂化原料。
精馏过程是在装有很多塔盘的精馏塔内进行的。
塔底吹入水蒸汽，塔顶有回流。
经加热炉加热的原料以汽液混合物的状态进人精馏塔的汽化段，经一次汽化，使汽液分开。
未汽化的重油流向塔底，通过提馏进一步蒸出其中所含的轻组份。
从汽化段上升的油汽与下降的液体回流在塔盘上充分接触，汽相部分中较重的组份冷凝，液相部分中较轻的组份汽化。
因此，油汽中易挥发组份的含量将因液体的部分汽化，使液相中易挥发组份向汽相扩散而增多；油汽中难挥发组份的含量因汽体的部分冷凝，使汽相中难挥发组份向液相扩散而增多。
这样，同一层板上互相接触的汽液两相就趋向平衡。
通过多次这样的质量、热量交换，就能达到精馏目的。
以下是一层塔盘上汽-液交换的详细过程。
图－1
如图－1所示，当油汽（V）上升至n层塔盘时，与从（n+1）层塔盘下来的回流液体（L）相遇，由于上升的油汽温度高，下流的回流温度较低，因此高温的油汽与低温的回流接触时放热，使其中高沸点组份冷凝。
同时，低温的回流吸热，并使其中的低沸点组份汽化。
这样，油汽中被冷凝的高沸点组份和未被汽化的回流组成了新的回流（L’）。
从n层下降为（n-1）层的回流中所含高沸点组份要比降至n层塔盘的回流中的高沸点组份含量多，而上升至（n+1）层塔盘的油汽中的低沸点组份含量要比上升至n层的油汽中低沸点组份含量多。
同样类似地离开（n+1）层塔盘的油汽，还要与（n+2）层下来的回流进行热量、质量交换。
原料在每一块塔盘上就得到一次微量的分离。
显然，如果有极多个塔盘的话，使原料能分离出纯度很高的产品。
一个完整的精馏塔一般包括三部分：
上段为精馏段，中段为汽化段，下段为提馏段。
减压蒸馏原理
减压系统分减压塔和塔顶抽真空系统，其目的主要是通过精馏过程，在减压条件下，进一步将常压渣油中的蜡油馏份切割出来，生产合格的裂化原料。
减压系统原理
在某一温度下，液体与在其液面上的蒸汽呈平衡状态，由此蒸汽所产生的压力称为饱和蒸汽压，蒸汽压的高低表明了液体中的分子离开液体汽化或蒸发的能力，蒸汽压越高，就说明液体越容易汽化。
蒸汽压的大小与物质的本性如分子量、化学结构等有关，同时也和体系的温度有关。
蒸汽压随温度的降低而降低，或者说沸点随系统压力降低而降低。
一般加热温度不宜太高，在常压蒸馏时，为保证产品质量，炉出口温度一般不超过370℃，对于350～500℃的馏份在常压条件下难以蒸出。
但是在真空条件下，由于系统压力降低，油品的沸点也随之降低，因此可以在较低的温度下将沸点较高的油品蒸出，所以对原油进行常压分馏后的油品进行减压分馏，可以进一步将原油中的较重组份拔出，从而提高收率，达到深拔的目的。
抽真空系统原理
本装置采用的是水环式真空泵抽真空系统。
如图为水环泵的工作原理示意图，水环泵是由叶轮、泵体、吸排气盘、水在泵体内壁形成的水环、吸气口、排气口、辅助排气阀等组成的。
叶轮被偏心的安装在泵体中，当叶轮按图示方向旋转时，进入水环泵泵体的水被叶轮抛向四周，由于离心力的作用，水形成了一个与泵腔形状相似的等厚度的封闭的水环。
水环的上部内表面恰好与叶轮轮毂相切（如Ⅰ-Ⅰ断面），水环的下部内表面刚好与叶片顶端接触（实际上，叶片在水环内有一定的插入深度）。
此时，叶轮轮毂与水环之间形成了一个月牙形空间，而这一空间又被叶轮分成与叶片数目相等的若干个小腔。
如果以叶轮的上部0°为起点，那么叶轮在旋转前180°时，小腔的容积逐渐由小变大（即从断面Ⅰ-Ⅰ到Ⅱ-Ⅱ），压强不断的降低，且与吸排气盘上的吸气口相通，当小腔空间内的压强低于被抽容器内的压强，根据气体压强平衡的原理，被抽的气体不断地被抽进小腔，此时正处于吸气过程。
当吸气完成时与吸气口隔绝，从Ⅱ-Ⅱ到Ⅲ-Ⅲ断面，小腔的容积正逐渐减小，压力不断地增大，此时正处于压缩过程，当压缩的气体提前达到排气压力时，从辅助排气阀提前排气。
从断面Ⅲ-Ⅲ到Ⅰ-Ⅰ，而与排气口相通的小腔的容积进一步地减小压强进一步的升高，当气体的压强大于排气压强时，被压缩的气体从排气口被排出，在泵的连续运转过程中，不断地进行着吸气、压缩、排气过程，从而达到连续抽气的目的。
化工助剂的作用原理及使用方法
低温缓蚀剂
低温缓蚀剂是一种减缓腐蚀作用的物质，多是油溶性成膜型的物质。
是一种具有长烷基链和极性基团的有机化合物，剂体上带有极性基团，它能吸附在设备金属的表面上，形成一层单分子抗水性保护膜。
这层保护膜和溶液中的氢离子作用，生成带正电荷的离子，其反应式为：
RNH2+H+→RH3+（胺类缓蚀剂）
由于这种离子对溶液中的氢离子（HCl和H2S解离后的氢离子）有强烈的排斥作用，阻止了氢离子对金属设备的靠近，从而减缓了HCl和H2S的腐蚀作用，这种胺类缓蚀剂在HCl-H2S-H2O型的腐蚀作用中，起到了缓蚀的效果。
另外，缓蚀剂的表面活性作用能减少沉积物与金属表面的结合力，使沉积物疏松，为清洗带来了方便。
缓蚀剂品种繁多，性质差异很大，对设备的保护能力受多种因素的影响。
其主要因素有：
缓蚀剂的化学组成及性质，注入时的浓度和温度，塔顶流体的pH值，管线内物流的流速等等。
此外，原油性质的不同，注入设备的结构与注入部位的是否合理，也对缓蚀剂的效果有所影响。
由于本装置塔顶馏出线较粗，缓蚀剂注入后如不能均匀分布，则会影响缓蚀剂的防腐效果。
所以缓蚀剂的充分溶解、均匀分布是很重要的。
缓蚀剂的注入部位在塔顶馏出线上，要求物流有适当的pH值。
当pH值过低或过高，缓蚀剂会起变化而失效。
一般情况下，要求pH值在4.5～8.0之间，但不同的缓蚀剂都有最佳pH值范围。
根据原油类型、处理量、在线腐蚀监测结果以及试验室的检验结果来选定缓蚀剂的种类、浓度及注入量。
对不同的缓蚀剂来讲，选定缓蚀剂的最佳浓度是很重要的，因为某些缓蚀剂，浓度低于某一数值时常常不发生作用；但也有一些缓蚀剂，当浓度高于某一数值时，不仅没有缓蚀作用，反而加剧了设备的腐蚀。
如用量过大，有时还会造成油品乳化、发泡等现象，使油品不合格和脱水带油，增加加工损失，经济上也更不合算。
破乳剂
破乳剂是一种表面活性剂，比乳化剂具有更小的表面张力，更高的表面活性，原油中加入破乳剂后，首先分散在原油乳化液中，而后逐渐到达油水界面，由于它具有比天然乳化剂更高的表面活性，因此破乳剂将代替乳化剂吸附在油水界面，并浓集在油水界面，改变了原来界面的性质，破坏了原来较为牢固的吸附膜，形成一个较弱的吸附膜，并容易受到破坏。
电脱盐破乳剂有水溶性的和油溶性两种，主要用非离子型的表面活性剂作破乳剂。
破乳剂的用量决定于原油的性质、油田的原油预处理方法以及脱盐的要求和工艺条件，如电脱盐级数、操作温度、洗涤水量以及油水混合的程度。
一般来说，油溶性破乳剂的加入量为3～25ppm（相对于原油处理量）。
如破乳剂添加过量，会使污水水质变坏，难以净化。
油溶性破乳剂的型号较多，有一定的选择性，因此对每一种原油必须进行破乳剂评选，以求达到破乳效果的最优化。
破乳剂不仅影响脱盐率，而且还影响脱盐排水中的含油量，由于破乳剂是通过到达油水乳化液的界面，破坏其乳化膜而达到破乳作用的，因此破乳剂的浓度、注入量、注入点、破乳剂与原油的混合等都直接影响着脱盐效果的好坏。
工艺说明及流程图
11.5 工艺流程图
工艺流程简及仪表自动化图见附图1～5。
11.6 流程简述
常压部分工艺流程
原油自原料油罐区原油泵P-101送来的40～50℃原料油经E-201（原料油/常顶油气换热器）管程、E-306（原料油/减压渣油换热器）管程、E-202（原料油/常一线换热器）管程，将原料油加热至135～145℃进入电脱盐罐。
换热后的原油进入在进入三级电脱盐罐V-101、V-103之前，注入破乳剂、脱钙剂和脱硫净化水，经过混合阀或混合器后混合后进入电脱盐罐，在电场的作用下达到脱盐脱水的目的。
脱后原油经过E-305（原料油/减压渣油换热器）管程、E-302（原料油/减压一线换热器）管程、E-203（原料油/常压二线换热器）管程、E-303（原料油/减压二线换热器）管程、E-304（减压渣油/原料油换热器）管程，将原料油换热至252℃进入初馏塔（T-101）。
初馏塔顶油气先经过冷凝器E-101冷凝冷却到40℃进入V-102（初馏塔顶回流罐）进行油气水分离。
初顶油经过P-102A/B抽出后分为两部分：
一部分返回塔顶作为回流；另一部分与常顶石脑油合并后作为石脑油（汽油）出装置。
初顶不凝气与常顶不凝气合并后去装置内的瓦斯分液罐V-303,气液分离后到F-1、F-2、F-3作为燃气烧。
含硫污水送至污水池处理。
T-101测线抽出经泵P-103/AB加压后送至冷凝器E-101冷却至40℃，与常一线油混合后出装置。
初底油经过P103104/AB抽出后分为两路至加热炉F-1加热至360℃后进入常压塔T-102。
常压塔顶油气经E-201（常顶油气/原油换热器）壳程换热后、再经E-201A（常顶油气冷凝器），温度降至40℃进入V-201（常顶回流及产品罐）进行气、液、水分离，常顶油经常顶回流及产品泵（P-201A/B）抽出分为两部分：
一部分作为冷回流返回常压塔顶，另一部分与初顶油合并送出装置。
常顶含硫污水送至污水池。
常顶不凝气与初顶不凝气混合后至V-303（瓦斯分液罐），气液分离后到F-1、F-2、F-3作为燃气烧。
常压塔设二条侧线。
常一线自T-102第12层塔板抽出，自流进入常一线泵（P-202A/B）抽出，依次经E-202（原料油/常一线换热器）壳程换热后，再经E-202/A（常一线冷却器）冷却至60℃后与初一线油混合作为航煤出装置。
常二线从常压塔T-102第20层塔板抽出，自流进入常一线泵（P-203A/B）抽出，依次经E-203（原料油/常二线换热器）壳程换热后，部分作为回流液打回流至T-201的17层，部分经E-203A冷却70℃后与减顶油混合出装置。
常压渣油经蒸汽汽提后由常底泵（P-204A/B）抽出，分成二路进减压炉（F-2）。
常压塔设二个循环回流。
常顶循由常顶循泵（P-201A/B）自V-201抽出，返回第1层塔板上。
常一中回流由常一中泵（P-103A/B）自第20层塔板抽出，经E-203换热后，返回第17层塔板上。
减压部分工艺流程
常压渣油经减压炉加热至400℃后进入减压塔（T-301）。
为了减少结焦，加热炉炉管注入少量的蒸汽。
减压抽真空系统采用的是水环式真空泵抽真空。
减顶油气经冷凝器E-301冷凝后凝缩油流进V-301，不凝气经真空泵P-305/AB抽出至V-302，V-301、V-302不凝气（瓦斯）经蒸汽喷射泵抽出作为燃气至F-1、F-2燃烧。
V-302轻柴油经减顶产品/回流泵P-301/AB抽出，部分作为塔顶回流，部分作为轻柴油出装置。
减压塔设二条侧线。
减一线及减一中油从第2段填料下集油箱抽出，由P-302A/B（减一线及减一中泵）提压后，经E-302（原料油/减一线换热器）壳程换热197℃后，一路作为一中回流打回T-301第二层填料上面，一路作为柴油经冷凝器E-302A冷却至60℃出装置。
减二线及减二中油从第四段填料下集油箱抽出，由P-303A/B（减二线及减二中泵）提压后，经E-303（原料油/减二线换热器）壳程换热232℃后，一路作为一中回流打回T-301第四层填料上面，一路作为柴油经冷凝器E-303A冷却至70℃出装置。
减压渣油由P-118A/B（减压渣油泵）抽出提压后，依次经E-126A~D、E-122A/B、E-117换热到240℃时分两路，一路至焦化，冷出料时可经E-130换热后，再经冷却器冷却后至罐区；一路再经E-119A/B、E-105A/B换热至150℃分为两部分，一部分作为急冷油返回减压塔，另一部分正常作为热出料至渣油加氢装置，冷出料时可经E-140A~D冷却到90℃至罐区。
其它部分工艺流程
燃料气流程
V-301、V-302内高压不凝气经V-303瓦斯分液罐脱油脱水后，作为燃料经阻火器送进加热炉F-1、F-2燃烧，多余不凝气经阻火器送焚烧炉焚烧。
减顶瓦斯自T-301来进入V-301、V-302脱液后，经蒸汽喷射泵、阻火器至F-1、F-2单独燃气烧嘴燃烧。
燃料油系统
罐区燃料油罐内燃料油经燃料油泵抽出加压后送进常减压装置燃料油管网与常底泵P-204/AB送出的常底油、减底泵P-304/AB送出的减底油同时或是各自单独供应加热炉F-1、F-2燃烧，加热炉F-1、F-2燃料油喷灌末端部分返回减压塔T-301转油线。
原油注排水流程
刚开工时，因一、二级电脱盐罐界位低，注水由电脱盐注水泵（P-106A）抽注水罐中的水FRC-104注入。
界位建立后，二级切水经P-106A回注至一级注水，二级注水由二级注水泵（P-106/C）经过FRC-105、E-103壳程作一级注水，一级切水经LICA-101、E-103作为含盐污水出装置。
净化风与非净化风
净化风自装置外进入净化空气罐（V-120），然后经过滤器至仪表各使用点。
含硫污水
初顶回流及产品罐（V-102）、常顶回流及产品罐（V-201）和减顶回流及产品罐（V-301）的含硫污水分别自压至污水池处理。
减顶真空泵水封罐V-302污水直接排污水池或是经过污水泵P-306送至V-301。
污油流程
装置各排放点排放的污油进入轻污油罐，根据液位变化情况通过高低液位联锁控制轻污油泵启停，控制轻污油出装置。
装置各密封排放点来的重污油、各污油漏斗的污油进入污油罐，通过人工开启污油泵来退重污油出装置。
注破乳剂系统
破乳剂由破乳剂注剂站V-104、V-105配制，通过计量泵分别打到一、二级电脱盐罐前。
4主要工艺指标和经济技术指标
4.1物料平衡及主要技术经济指标
4.1.1物料平衡
根据混合原油性质及总加工流程的要求，经流程模拟计算确定本装置的物料平衡。
年开工时数按8400小时计。
常减压部分的物料平衡见表4-1。
表4-130万吨/年常减压装置物料平衡（暂定）
序号
馏分名称
收率wt%
流率×104t/a
流率kg/h
备注
一
原油
1
管输混合油
100.00
32.00
38000
合计
100.00
32.00
38000
二
产品
1
气体＋损失
0.5
0.15
186
气体在装置内作加热炉燃料
2
石脑油
24.2
7.75
9030
加氢重整原料
3
常一线油
18.4
5.9
7070
航煤加氢原料
4
常二线油
13.8
4.42
5270
柴油加氢原料
6
减顶油
1.3
0.4
480
柴油加氢原料
7
减一线油
11.0
3.52
4200
柴油加氢原料
8
减二线油
10.2
3.25
3870
催化裂化原料
10
减压渣油
20.7
6.61
7894
延迟焦化、渣油加氢原料
总计
100.00
32
38000
轻油收率
42.6
总拔出率
78.88
4.1.2装置主要技术经济指标
装置主要技术经济指标见表4-2。
表4-2主要技术经济指标
序号
指标名称
数值及单位
备注
1
设计规模
800万吨/年
2
消耗指标
原料
952380kg/h
主要辅助材料
中和缓蚀剂1.2t/a
破乳剂9.6t/a
水溶性
油溶性
循环冷却水
t/h
电
KW
1.0MPa蒸汽
t/h
燃料
t/h
折成标准燃料油
排污水
t/h
脱盐排水、机泵冷却水、塔顶分水罐排水
除氧水
t/h
净化压缩空气
标米3/min
8
工艺设备总台数
塔
3座
容器
9台
换热器
24台
加热炉
2座
机泵
34台
电脱盐成套设备
2套
4.2主要工艺控制指标
4.2.1操作指标（表4-4）
部位
项目
单位
指标
电脱盐
原油进罐温度
℃
115～150
电脱盐罐操作压力
MPa
0.9～
电脱盐罐混合压差
MPa
≯0.1
电脱盐罐界位
%
60～80
一、二级注破乳剂量
kg/h
1.2～1.5
一、二级注水量（相对于原油进料）
T/h
2.5
脱后原油含水量
%
≯0.2
脱后原油含盐量
mg/L
≯3.0
初馏塔
进料温度
℃
200～240
塔顶压力
MPa
≯0.2
塔底液面
%
30～70
常压塔
塔顶温度
℃
≯150
塔顶压力▲
MPa
≯0.20
常一线虹吸温度
℃
普通≯242
航煤、柴油180～230
塔底吹汽量
t/h
0.2～1
常压塔底液面
%
30～60
汽提塔液面
%
30～70
塔顶回流罐液、界位
%
30～70
常顶注水量
t/h
减压塔
减顶压力（绝）
Kpa
≯5.0
减顶温度
℃
≯150
减底温度
℃
≯365
减底液面
%
30～70
侧线集油箱液面
%
30～70
减顶分水罐界位、液位
%
30～70
塔顶注水量
t/h
3～8
常压炉
总出口温度▲
℃
359～368±2
六路分支温差
℃
≯10
炉膛温度
℃
≯800
炉膛负压
Pa
20～80
烟气氧含量
%
≯
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