1、Q/JSH J0401402005中 国 石 化 股 份 有 限 公 司 荆 门 分 公 司 企 业 标 准100 万吨/年柴油加氢装置工艺技术操作规程 Q/JSH J0401XX20051 范围本规程主要规定了荆门分公司 100 万吨/年柴油加氢精制装置的工艺原理、流程、开停工操作法、岗位操作法及事故处理方案等内容。本规程适用于荆门分公司 100 万吨/年柴油加氢精制装置的生产操作。2 引用标准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 G1101012003
2、工艺技术操作规程管理标准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，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杂元素，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，也有少量如苯胺类非杂环化合物；及吡啶、吡咯、喹啉及其衍生物等双环、多环、
3、杂环氮化物。Q/JSH J0401402005氮化物可分为碱性化合物和非碱性化合物，其中五员氮杂环的化合物为非碱性化合物，其余为碱性化合物。在加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：3.1.3 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，醚类、羧酸、苯酚类、呋喃类。3.1.4 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
4、，在热加工中金属组分会促进焦炭的形成。3.1.5 芳烃加氢现代分析手段的分析结果表明，石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）Q/JSH J0401402005三环芳烃（蒽、菲及其烷基化合物）多环芳烃（芘、萤等）其反应模型如下3.1.6 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 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。3.2.1 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
5、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，超过 416，易产生过多的裂化反应，增加催化剂积炭，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。3.2.2 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
6、资和操作费用，同时对设备制造也带来一定的困难。3.2.3 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Q/JSH J0401402005力。3.2.4 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
7、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。3.2.5 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。3.3 工艺流程概述原料油自装置外来，经过自动反冲洗滤器 SR-101/A,B，滤除机械杂质后进入原料缓冲罐 D-101，再由反应进料泵 P-102/A,B 抽出升压，与 K-101 和 K-102 来的氢气混合，在 E-103（壳） ，E-101
8、（壳）与加氢精制反应产物换热后，进入反应加热炉 F-101，加热至所需温度后进入反应器 R-101 进行加氢精制反应，反应后生成产物依次经E-101（管） 、E-102（管） 、E-103（管）换热后与经 P-103/A,B 打入的除盐水混合，使铵盐及部分 H2S 溶于水中，进入空冷器 A-101/A，D，冷却至 50左右后进入高压分离器 D-102 进行油，水，汽三相分离，下部含硫含铵污水和 D-103 的含硫含铵污水汇合后去 D-203，由 P-203/A,B 送出装置处理（也可直接出装置） ，生成油经调节阀减压后进入低压分离器 D-103，D-102 上部的氢气进入循环氢压缩机 K-10
9、2。低分油依次经 E-201/A,D（壳）和 E-102（壳）与从气提塔 C-201 底产品换热升温后进入气提塔 C-201，用过热水蒸汽汽提出含硫气体和汽油组分，含硫气体送往焦化装置再处理，汽油组分送出本装置作中间产品。塔底产品由 P-202/A,B 抽出，先进入E-202 产生一部分蒸汽，再进入 E-201/A,D（管）与低分油换热后 A-202/A,D 冷却至50左右后作为产品送出装置。Q/JSH J04014020054 装置工艺设计参数4.1 原料油性质表 1 原料油性质原料名称 裂解柴油 直馏柴油 重催柴油 焦化柴油 分析方法混合比例，wt% 20 15 25 40油品性质密度（2
10、0） ，g/cm 3 0.9378 0.8482 0.9080 0.8290 GB/T1884硫含量，m% 0.6182 0.31 0.53 0.335 GB/T380氮含量，ppm 1758 70* 1400 2500 SH/0657芳烃，m% 75 25* 74* 34.1 SH/T0606凝点， -10 0* -3* -8* GB/T510溴价，gBr/100g 35.6 5.0 18.5 23.5 SH/T0630碱氮，ppm 250 30 200 650 SH/T0162胶质，mg/100ml 85 25 132 230 GB/T509馏程 ASTM D86 GB/T6536初馏点
11、188 226 183 17410% 234 246 210 22530% 257 271 231 25450% 280 291 261 27870% 307 - 292 30590% 335 332 340 335终馏点 364 355 365 366表 2 模拟计算混合原料油性质原料名称 混合原料油数据来源 模拟计算结果密度（20） ，g/cm 3 0.8710硫含量，m% 0.44氮含量，ppm 1712芳烃，m% 51.4凝点， -7溴价，gBr/100g 21.9Q/JSH J0401402005十六烷指数（D-4737） 40.7馏程 ASTM D86初馏点 18310% 2233
12、0% 25350% 27770% 30490% 336终馏点 3664.2 设计催化剂物化性质表 3 设计催化剂物化性质表催化剂 RN-10B RG-1化学组成，m%WO3 26.0 -NiO 2.6 5.5MoO3 - 5.5物化性质：比表面积，m2/g 100 180孔体积，ml/g 0.25 0.60装填堆比，g/ml 实测 实测压碎强度，N/mm 18 12形状 蝶形 三叶草规格，mm D1.4D3.6 D1.8D3.6RN-10B 工业装填堆比为 0.890.94t/m3, RG-1 工业装填堆比为 0.600.7t/m3表 4 实际应用催化剂 RS-1000 的性质外形 蝶形 化学
13、成分,%(质量分数) 组成当量直径 mm 1.3+0.1 WO3 26.0孔体积 mL/g 0.2 NiO 2.3压碎强度 N/mm 18 MoO3 2.6比表面积 m 2/g 1004.3 产品本装置的主要产品为精制柴油，副产粗汽油。表 5 近期方案产品性质Q/JSH J0401402005运转时间 初期 末期油品名称 石脑油 柴油 石脑油 柴油油品性质：密度（20） ，g/cm 3 0.7350 0.8500 0.7270 0.8560硫含量，ppm 10000290 0 6 10000Q/JSH J0401402005d）每次恒温阶段从高分脱水称重并记录。e）硫化结束后停注 CS2，维持
14、操作条件准备进油。5.6.5 硫化结束的标志（1）每个恒温阶段硫化结束的标志：增加 CS2加入量后床层无温升，出口循环氢中 H2S 含量猛增。(2)高分或低分连续两次放不出水。5.6.6 催化剂预硫化阶段分析项目：(1)引氢进装置与氢气置换过程氢纯度，新氢组成(2)注硫开始后循环氢 H 2S 含量 1 次/半小时氢纯度 1 次/8 小时气体组成 1 次/8 小时新 氢 氢纯度 1 次/24 小时气体组成 1 次/24 小时污 水 总硫含量 1 次/8 小时 5.6.7 硫化注意事项a）为防止催化剂还原，引 H2入系统时床层最高点温度应小于 120。b）每个硫化阶段要求床层温升不大于 30，否则
15、应减少注硫量。c）CS 2在 175后会分解，因此应缓慢升温。d）升温与提注硫量不可同时进行，以防床层超温。提注硫量一般在恒温阶段进行。5.7 切换原料油5.7.1 催化剂初活稳定催化剂硫化完毕后，床层温度达到 280时，用直馏柴油进行初活性稳定，循环（2448）h。5.7.2 切换原料油a）催化剂稳定结束后，联系中转送新鲜原料，将直馏柴油切换为新鲜原料。表-16 系统处理对应温度正常情况温度 330 340 350 360 370 380 390停油温度 360 370 375 385 395 405 410紧急放空温度 390 400 405 415 425 430 435b）调整操作至产
16、品合格。5.8 分馏开工5.8.1 冷循环建立a）分馏系统吹扫贯通完毕后，即可建立冷循环。Q/JSH J0401402005b）冷循环流程开 P-101 向 D-103 垫油，当 D-103 液面液面建立起来后，开补压线向 D-103 充压至 1.5Mpa，同时改通分馏进料流程，向分馏进料。当 C-201 液面建立起来后，开塔底泵 P-202 走短循环线返回 D-103 入口，当分馏部分液面相对稳定后，停 P-101。c）按上述流程改好，并联系仪表工投用各流量、液位等控制系统。5.9 自动控制方案5.9.1 本装置采用的自动控制方案为经长期实际应用、稳妥可靠的成熟方案，主要以单回路控制为主，还
17、有部分串级控制、分程控制等复杂控制方案。本装置主要控制方案说明如下。5.9.1.1 原料缓冲罐设液位控制回路，控制原料油进料。罐顶氮封设分程控制回路。5.9.1.2 反应进料泵入口设流量控制回路。5.9.1.3 反冲洗污油罐设有液位开关，液位高报警时，自动启动反冲洗污油泵。5.9.1.4 反冲洗过滤器控制系统随过滤器带。5.9.1.5 反应产物与低分油换热器设温度控制回路，调节换热器跨线流量来控制低分油去汽提塔的温度。5.9.1.6 原料进加热炉的温度通过出原料进料泵的流量调节。5.9.1.7 反应进料加热炉两路混氢原料油的出口温度与燃料气流量回路串级控制。5.9.1.8 反应进料加热炉设有负
18、压指示，并设有氧化错氧含量分析仪，监视加热炉的燃烧情况，以提高加热炉的热效率。5.9.1.9 加氢精制反应器各床层设有温度检测。5.9.1.10 加氢精制反应器的反应温度通过调节注急冷氢的量来实现。为使反应器温度控制平稳、可靠，每个床层上设置三支热电偶测量床层温度，注急冷氢的控制方案为切换操作。在正常操作时采用床层的平均温度值进行控制：如果其中一支热电的测量温度过高，则选高值来控制，从而达到防止反应器温度过高影响产品质量及催化剂寿命的作用。5.9.1.11 加氢精制反应器设有差压指示，以测量顶底的差压。5.9.1.12 高压分离器是加氢装置的高低压的重要分界线，液位和界位均采用双套仪表，一套用
19、于调节，另一套用于指示，并设有报警。高压分离器的液位由反应产物的出口流量控制。界位由含硫污水的出口流量控制。为确保安全生产，液位和界位调节阀也分别设双套。5.9.1.13 新氢压缩机出口新氢返回流量控制高压分离罐顶压力。5.9.1.14 低压分离器设有液位和界位控制。液位由低分油的出口流量控制，界位由含硫污水的出口流量控制。5.9.1.15 注水罐顶设氮封分程控制回路。5.9.1.16 注水泵设流量控制回路。5.9.1.17 汽提塔顶温度与塔顶回流流量串级控制。汽提塔蒸汽设有流量控制。塔底Q/JSH J0401402005液位由精制柴油出装置流量控制。5.9.1.18 汽提塔顶回流罐的液位控制
20、末日石脑油出装置流量。罐顶含硫气体流量控制汽提塔顶压力。5.9.1.19 对于即参与控制又参与 ESD 联锁的检测点，采用双变送器。如：进料泵出口流量变送器 FT-1105A、B：反应注水泵出口流量变送器 FT-1121A、B。其中一台变送器作为 DCS 控制的输入，另一台变送器送入 ESD 进行流量报警。5.9.2 随设备成套供货仪表5.9.2.1 本装置设有自动反冲洗过滤器，系统内仪表随设备成套供货。5.9.2.2 循环氢压缩机和新氢压缩机机组仪表随压缩机成套。5.9.2.3 本装置根据工艺要求和安全保护要求设有紧急联锁停车系统（ESD）以确保压缩机等关键设备和整个装置的安全运行。5.10
21、 装置自动化的安全措施5.10.1 本装置由于其工艺操作的特点，在开/停工和生产过程中较危险，为保证操作人员和生产装置的安全，本设计装置及机组分别设置紧急停车系统（ESD） 。5.10.2 在爆炸危险区内安装的电动仪表严格符合该区的防爆要求。5.10.3 在可能有可燃气体或有毒气体泄漏的地方设置可燃气体或有毒气体检测报警仪。5.11 装置的安全联锁保护5.11.1 反应进料泵（P-102A/B）a) 滤后原料油缓冲罐设液位低低（LSL-1103）联锁停泵。b) 当按动紧急放空按钮，根据装置情况，操作员确定是否停反应进料泵。c) 反应进料泵停，关闭燃料气线上的阀门（UV-1101A/B） ，加热
22、炉熄火（长明灯保留）d) 设置进料低低流量切断联锁保护。当泵出口流量低低（FT-1105）时，关闭泵出口流量调节阀（FV-1105） ，然后停泵；同时关闭燃料气线上的阀门（UV-1101A/B） ，加热炉熄火（长明灯保留） 。e) 在控制室设停反应进料泵按钮，设置在辅助操作台上，当按下时可从控制室手动停泵。f) 泵本身的联锁要求，以泵厂资料为准。g) 在中控室设泵的运行状态显示。5.11.2 反冲洗污油泵（P-104A/B）a) 当 D-308 液面达到一定高度时（LSHH-1106） ，泵 P-104A 或 P-104B 自启动，然后自动打开出口切断阀。b) 当液面降到一定高度时（LSLL-
23、1105） ，自动关闭泵出口切断阀，然后泵 P-104A 或 P-104B 自动停。c) 整个联锁设置一个旁路开关，安装在装置 ESD 系统机柜内，用于解除联锁Q/JSH J0401402005或维护仪表。5.11.3 反应进料加热炉（F-101）a) 设置炉出口高温保护联锁。当炉出口温度超高（TT-1103A/B）和燃料气压力低低（PG1121）时，关闭燃料气线上的阀门（UV-1101A/B） ，加热炉熄火（长明灯保留） 。b) 当紧急放空阀（HV-1102）打开、循环氢压缩机停机时，关闭燃料气线上的阀门（UV-1101A/B） ，加热炉熄火（长明灯保留） 。c) 反应进料泵停，关闭燃料气线
24、上的阀门（UV-1101A/B） ，加热炉熄火（长明灯保留） 。d) 当泵出口流量低低（FT-1105）时，关闭燃料气线上的阀门，加热炉熄火（长明灯保留） 。e) 当混氢流量低低（FT-1106）时，关闭燃料气线上的阀门，加热炉熄火（长明灯保留） 。f) 控制室设停炉按钮，设置在辅助操作台上，当按下时可从控制室手动停炉。5.11.4 循环氢压缩机（K-102）a) 在循环氢压缩机正常运行中，如果按动任何一个停机按钮引起停机，或者由于其它参数越限引起自动停机，则首先自动切断透平蒸汽。b) 无论何种原因引起循环氢压缩机停机，都要停反应进料加热炉（F-101） 。c) 循环氢压缩机停机，0.7Mpa
25、/min 泄压阀自动打开，系统降压（详见紧急泄压联锁动作说明） 。d) 循环氢压缩机停机，新氢压缩机降量至 50%操作或作停机（手动操作） 。e) 循环氢压缩机停机，注水泵停，停止向反应系统注水（手动操作） 。f) 当高压分离器液位达到高高（LT-1110）限时， （三取二）循环氢压缩机自动停机。g) 压缩机气轮机联锁停机后，不管其联锁信号是否恢复正常，都不允许自动启动。h) 机组本身的联锁，参照制造厂资料。i) 循环氢压缩机设有防喘振控制系统，当入口流量低于某一特定转速下的喘振流量时，防喘振控制阀自动动作，严防喘振现象发生。j) 控制室设停机按钮，设置在辅助操作台上，当按下时可从控制室手动停
26、机。k) 在中控室设机组运行状态指示灯。5.11.5 新氢压缩机（K-101A/B）a) 机组本身的联锁，参照制造厂资料。b) 控制室设有机组运行状态显示。Q/JSH J0401402005c) 控制室设停机按钮，设置在辅助操作台上，当按下时可从控制室外手动停机。5.11.6 高压分离器（D-102）a) 高压分离器（D-102）设置液位高高（LT-1110）时联锁保护。液位高高时自动停循环氢压缩机，同时伴随停机发生其它相关性联锁动作。b) 当 K-102 液位低（LT-1107）时报警，低低（LT-1108）时再报警，并关闭油出口（去低分）阀。5.11.7 注水泵（P-103A/B）a) 控
27、制室设停机按钮，设置在辅助操作台上，当按下时可从控制室手动停泵。b) 设低流量联锁，当流量低低（LT-1115）时，关闭泵出口线，然后停机。5.11.8 紧急泄压：a) 控制室设置一个 0.7Mpa/min 泄压按钮。当启动该功能后，可以遥控泄压速度，最大速度为 0.7Mpa/min。b) 循环氢氢压缩机停机时（包括冷高分液位高高、压缩机本身连锁以及压缩机故障）：1） 自动启动 0.7Mpa/min 泄压阀。2） 联锁切断反应进料加热炉燃料气；3） 根据装置情况，决定是否停反应进料泵。4） 手动调整新氢压缩机负荷或停机（视装置情况） 。5） 泄压过程中可以在中控室实现停止泄压和再继续泄压。5.
28、11.9 电机自启动功能（供电恢复后，处于运行壮态的电机恢复运行） 1） 全部正在运行的空冷期电机。2） 泵101，P-201, P-202, P-203, P-204Q/JSH J04014020056 停工操作法6.1 装置正常停工的条件及准备工作6.1.1 装置周期生产任务完成，按计划要求时间进行停工。6.1.2 按调度指令装置进行正常停工。6.1.3 与调度、中转等单位联系，改通退油线及退油罐。6.1.4 准备好停工方案及盲板。6.1.5 联系调度、制氢，准备好置换吹扫用的 N2及高温部位螺栓所浇的废机油。6.1.6 通知电工、仪表工、钳工做好全装置的停工准备工作。6.2 停工6.2.
29、1 反应岗位降温、减停油，热氢循环。a）将反应器入口温度 TI1121 按25/h 降低至 280，同时系统分多次降量。b）将 C-201 底油改入 D-101 入口，待各液面相对稳定后，停 P-101,系统改长循环。循环一小时左右可以停 P-102，将柴油改入 D-103，改为分馏系统短循环。反应系统热氢循环带油三小时。反应停油两小时后，停注水泵 P-103。c)，反应入口温度 TI1121 以 20-25/h 的速度降温至 200，并可以适当降低反应压力，进行热氢循环, 在此期间高温法兰浇机油。d）热氢循环 48 小时以上，高分液面不变表示热氢循环结束。e) 反应系统以 1.0Mpa/h
30、的速度向火炬系统降至 2.8Mpa, 继续将反应入口温度TI1121 降至 150，熄加热炉，炉膛吹蒸气，停新氢机，停机后关闭新氢入装置阀。Q/JSH J0401402005当床层温度低于 100时停循环机，高分压力以 2.0MPa/h 的速度降至 0.5MPa，将高分油减空，关闭液控阀。6.2.2 系统氮气置换a）系统可进行抽空处理，当系统压力 PIC1113 为 0.05MPa 时进行 N2置换，置换方法，步骤同开工类似。b）系统置换结束后，保留压力 0.1MPa，通知化验在指定点采样做爆炸分析。合格后用氮气将系统密封。c）通知检修按停工方案要求加盲板。6.2.3 分馏岗位的循环降温a）系
31、统短循环后，停 C-201 吹汽，如果塔液面满，可从不合格油线改出部分柴油，汽油从出装置线改为全回流，关闭粗汽油出装置阀。c）当 C-201 顶温度 TIC1201100时，停 C-201 顶回流。d）当 E-203 出口温度 TI122160时，停 A-201。6.2.4 退油、顶线、吹扫a）循环降温结束，将 C-201 及管线内存油走不合格油线出装置。b）开 P-101 将 D-101 的存油全部抽回罐区。c）退油结束后，给汽对系统进行蒸汽吹扫。f）蒸汽吹扫时，看见蒸汽为贯通。g）蒸汽吹扫时间必须大于 48h。6.2.5 公用系统的蒸汽吹扫a）加热炉熄火后，应同时对燃料气线进行蒸汽吹扫。b
32、）瓦斯线的吹扫流程与开工部分一样。c）蒸汽吹扫时间应大于 48h。d）蒸汽吹扫结束后，通知检修按停工方案，瓦斯进装置边界八字盲板掉向。6.3 装置停工及开工时应拆装盲板见表 17。表 17 装置开停工拆装盲板明细表序号 部 位 介 质 规 格1. 混合进料自罐区来 催化、焦化混合油 DN2502 原料返回南罐区 催化、焦化混合油 DN2003 蒸汽到 P-101 入口 蒸汽 DN504 2.5Mpa 氮气至 P-102 入口 氮气 DN505 2.5Mpa 氮气至 P-102 出口 氮气 DN506 D-308 底蒸汽线 蒸汽 DN25 7 除盐水至 E-103 管程上游侧 除盐水 DN508
33、 非净化风至加热炉两路进料前 非净化风 DN80Q/JSH J04014020059 新鲜水至注硫线 新鲜水 DN2010 注硫点前注硫线 二硫化碳 DN2511 蒸汽至加热炉瓦斯线 蒸汽 DN5012 加热炉进料线 催化、焦化混合油 DN35013 加热炉出口线 催化、焦化混合油 DN35014 加热炉出口至 D-105 线 碳及其氧化物 DN20015 A-101 至放空总管线 污油 DN4016 抽空器 EJ-101 入口线 系统气体 DN10017 D-103 低分补压氮气线 氮气 DN5018 开工装油线至 D-103 催化、焦化混合油 DN15019 装置短循环至 D-103 入口
34、 精制柴油 DN15020 短循环和装油线联合入口 汽柴油 DN20021 高低分含硫污水至 D-203 线 含硫污水 DN5022 2.5Mpa 氮气至循环机入口 氮气 DN8023 2.5Mpa 氮气至循环机出口 氮气 DN8025 2.5Mpa 氮气至循环机 氮气 DN5026 新氢入装置 氢气 DN25027 2.5Mpa 氮气至 D-104 前 氮气 DN8028 2.5Mpa 氮气至 K-101A 氮气 DN8029 2.5Mpa 氮气至 K-101B 氮气 DN8030 K-101A 入口 氢气 DN15031 K-101B 入口 氢气 DN15032 K-101A 出口 氢气
35、DN10033 K-101B 出口 氢气 DN10034 蒸汽至 C-201 顶安全阀放空线 蒸汽 DN8035 蒸汽至 C-201 塔底柴油线 蒸汽 DN5036 蒸汽至 P-202B 出口线 蒸汽 DN5037 D-201 压控至 D-303 线 含硫气体 DN8038 D-201 压控至焦化装置线 含硫气体 DN10039 蒸汽至 D-201 安全阀放空线 蒸汽 DN5040 蒸汽至 D-203 出口 蒸汽 DN2050 蒸汽至 D-201 界控前 蒸汽 DN2551 新鲜水至 P-201B 入口 新鲜水 DN5052 蒸汽至 A-202 出口 蒸汽 DN5053 柴油出装置线 柴油 DN200
