東方華龍50萬噸年重油FDFCC-Ⅲ工藝技術操作規(guī)程

目次

前言...........................................................錯誤!未定義書簽。

1范圍.............................................................................3

2規(guī)范性引用文件...................................................錯誤!未定義書簽。

3術語和定義......................................................................3

3.1FDFCCTII工藝...............................................................3

3.2轉化率........................................................................3

3.3反應時間......................................................................3

3.4劑油比........................................................................3

3.5回煉比.......................................................................3

4符號和縮略語....................................................................3

5工藝原理概述....................................................................4

5.1催化裝置技術改造概述........................................................4

5.2催化裝置工藝原理簡述.........................................................4

5.3催化裂化反應機理.............................................................6

5.4分僧、精僧原理...............................................................7

5.5吸收、解吸原理...............................................................8

5.6輕重汽油分離原理.............................................................9

5.7汽油精制反應機理..............................................錯誤!未定義書簽。

6工藝流程簡述....................................................................9

6.1反再系統(tǒng)工藝流程簡述........................................................9

6.2分像系統(tǒng)工藝流程簡述......................................................11

6.3穩(wěn)定系統(tǒng)工藝流程簡述........................................................12

6.4輕重汽油系統(tǒng)工藝流程簡述.....................................錯誤!未定義書簽。

6.5汽油精制系統(tǒng)工藝流程簡述.....................................錯誤!未定義書簽。

7主要工藝設備、機動設備........................................................13

7.1改造設備概述..................................................錯誤!未定義書簽。

7.2塔類設備.......................................................錯誤!未定義書簽。

7.3容器類設備.....................................................錯誤!未定義書簽。

7.4冷換設備.......................................................錯誤!未定義書簽。

7.5機組類設備....................................................錯誤!未定義書簽。

7.6泵類設備......................................................錯誤!未定義書簽。

7.7安全閥.........................................................錯誤!未定義書簽。

8主要原材料性質和消耗指標......................................................18

8.1原材料性質..................................................................18

8.2主要消耗指標.................................................................22

9主要質量指標..................................................................22

10主要工藝操作指標.............................................................22

10.1動力供應條件...............................................................22

10.2主要工藝操作指標..........................................................23

11裝置開工準備、開工步驟及要點................................................23

12裝置停工、停工步驟及要點.....................................................23

13工藝崗位操作法................................................................24

13.1反應崗位操作法.............................................................24

13.2分儲崗位操作法.............................................................45

13.3穩(wěn)定崗位操作法.............................................................53

13.4汽油精制崗位操作法..........................................錯誤!未定義書簽。

13.5輕重汽油分離崗位操作法......................................錯誤!未定義書簽。

14生產異常波動應急處理.........................................................56

14.1反應崗位異常波動應急處理..................................................56

14.2分穩(wěn)崗位異常波動應急處理..................................................67

15質量異常波動應急處理.........................................................72

15.1輕柴油閃點大幅波動.......................................................72

15.2輕柴油凝固點偏高.........................................................73

15.3汽油干點偏高.............................................................73

15.4穩(wěn)定汽油蒸汽壓波動大......................................................73

15.5重汽油初情點波動大.........................................................74

15.6干氣中Cs以上含量高........................................................74

15.7液態(tài)燒中&含量高..........................................................74

15.8液態(tài)燒中Cs含量高..........................................................75

15.9精制汽油硫含量高...........................................................75

15.10精制汽油銅片腐蝕不合格.................................................75

50萬噸/年FDFCC-m工藝技術操作規(guī)程

1范圍

本標準規(guī)定了快速裂解裝置催化單元反應崗位、分館穩(wěn)定崗位（包括輕重汽

油分離）、機組崗位的開、停工步驟、崗位操作法及生產異常波動應急處理方法。

本規(guī)程僅適用于東方華龍集團造氣單元。

術語和定義

1.1FDFCC-m工藝

FDFCC-ni工藝即靈活多效催化裂化第三代工藝。該工藝采用一套設有兩根提

升管反應器、兩臺氣劑沉降器、兩座主分^塔及獨立油氣分離系統(tǒng)和一個催化劑

完全再生器的催化裂化裝置，通過雙提升管來實現(xiàn)工藝操作的可選擇性，為汽油

理想二次反應提供獨立的改質空間和充分的反應空間，從而實現(xiàn)降低催化裂化汽

油的烯姓和硫含量，改善柴汽比，提高催化汽油的辛烷值，同時增產液化氣和丙

烯的目的。

1.2轉化率

是衡量反應深度的綜合指標。

氣體+汽油+焦炭

轉化率=---------------------X100%

原料油

轉化率還有以下兩種表示方法：

a）以新鮮進料為基準計算出來的轉化率稱為總轉化率。

氣體+汽油+焦炭

總轉化率=---------------------xioo%

新鮮原料油

b）以新鮮原料油和回煉油（包括油漿）計算出來的轉化率叫單程轉化率。

氣體+汽油+焦炭

單程轉化率=---------------------xioo%

總進料量

1.3反應時間

油氣在提升管內的停留時間。

1.4劑油比

單位時間內進入提升管內的催化劑循環(huán)量與反應總進料量之比。

催化劑循環(huán)量t/h

劑油比=-----------------------

反應總進料量t/h

1.5回煉比

單位時間內進入提升管內的總回煉油量與新鮮進料量之比。

總回煉油量指回煉油和回煉油漿量之和。

總回煉油量t/h

回煉比=---------------------

新鮮進料量t/h

2符號和縮略語

表1所列符號適用于本標準。

表1催化單元工藝操作規(guī)程應用的基本符號

序號符號名稱說明

1R反應器例“R-101D”表示汽油提升管反應器

2T塔例“T-201”表示催化主分鐳塔

3V容器例“V-101”表示新鮮催化劑罐

4F加熱爐例“F-101”表示反應臥式加熱爐

5P機泵例“P-201”表示原料油泵

6E換熱器例“E-201”表示主分儲塔頂油氣一熱水

換熱器

7C氣壓機例“0301”表示1#氣壓機組

8B空氣壓縮機例“BT02”表示2#主風機組

9CY旋風分離器例"CYT02”表示第三級旋風分離器

10BE煙氣輪機例"BET01”表示煙汽輪機組

11FI過濾器Filtration

12SV安全閥SafetyValVe

13FCC流化催化裂化FluidCatalyticCracking

3工藝原理概述

3.1催化裝置技術概述

FDFCCTII工藝技術是以FDFCC工藝為基礎的家族工藝之一，是FDFCC工藝的進

一步發(fā)展和提高，其生產目標是進一步提高丙烯產率，降低汽油的硫含量和烯燒

含量。該技術的核心是利用汽油提升管沉降器待生劑相對較低的溫度和較高的剩

余活性，將其返回重油提升管底部與再生劑混合，提高重油提升管的劑油比，降

低油劑瞬間接觸溫度，以降低干氣和焦炭產率，提高總液收，改善產品分布。采

用雙沉降器、雙分俺塔工藝流程方案，即為汽油提升管反應器設立單獨的沉降器

和分館塔。汽油提升管反應器進料為本裝置催化粗汽油或全廠催化輕汽油方案。

粗汽油來源為FDFCCTII裝置，輕汽油來源為催化裝置和FDFCC-HI裝置，汽油管反

加工量為42.21萬噸/年。

3.2催化裝置工藝原理簡述

本裝置的原料油主要是常減壓直儲蠟油、減壓渣油、洗滌油、焦化蠟油、加

氫蠟油、輕污油等；回煉油主要有本裝置回煉油、粗汽油、重油催化單元粗汽油、

輕汽油等。

本裝置是一套同軸式重油一汽油雙提升管-雙沉降-雙分鐳靈活多效流化催

化裂化裝置（縮寫為FDFCC-HI）。其工藝原理是原料油經進料噴咀霧化后，在一

定的溫度、壓力條件下，通過與預混合后的高溫催化劑的接觸、升溫、汽化并發(fā)

生裂化、異構化、氫轉移、脫氫和焦化等一系列化學反應；經一次反應產生的粗

汽油再進入汽油提升管噴咀霧化后，與高溫催化劑進行接觸、升溫、汽化在擇形

沸石上進一步進行二次反應，二次反應有裂化反應，也有異構化、氫轉移等反應。

經過反應后生成汽油、柴油、液化氣、干氣、焦炭、油漿。參與反應的催化劑在

反應一再生器或反應一反應器內，靠稀密相輸送形成循環(huán)流動，并經各自沉降器

汽提后，汽油沉降器內一部分催化劑進入重油提升管預混合段，一部分與重油待

生催化劑分別進入再生器燒焦，恢復其活性。

在重油反應器中裂解后的高溫混合產物進入主分館塔，由于各種福分的沸點

不同，經蒸儲得到柴油、油漿。柴油和油漿作為產品出裝置。塔頂氣體冷卻后，

得到粗汽油和富氣，部分粗汽油或外部來粗汽油去FDFCC回煉。在汽油反應器中

裂解后的高溫混合產物進入副分儲塔，經油漿洗滌、降溫、飽和、蒸儲得到柴油

組分。柴油組分儲出到柴油汽提塔。塔頂氣體冷卻后，得到粗汽油和富氣，粗汽

油作冷回流去穩(wěn)定吸收系統(tǒng)。由主副分館塔來的富氣經氣壓機壓縮、提壓后與粗

汽油分別進入吸收解吸系統(tǒng)，利用組分溶解度的不同分出干氣和脫乙烷汽油。脫

乙烷汽油進入穩(wěn)定塔，經過精儲過程，得到液化氣和穩(wěn)定汽油。干氣和液態(tài)燒送

至氣體脫硫單元進行脫硫處理；穩(wěn)定汽油經輕重汽油分離后，重汽油送至電堿精

制，再送至堿液抽提裝置進行脫硫醇性硫處理，然后再經過無堿脫臭裝置送至成

品罐區(qū)。

本裝置反應再生系統(tǒng)主要技術特點有：

a）采用雙提升管、單沉降器設計；

b）采用特殊設計的重油提升管預提升段，將再生催化劑與汽油待生催化劑

混合，以降低再生劑溫度提高劑油比；

c）重油提升管原料油噴嘴選用特殊設計、霧化效果好、經過實際應用證明

效果良好的CS型噴嘴，采用適宜的原料預熱溫度，盡可能降低原料進料

噴嘴的粘度，確保原料的霧化效果及油劑接觸效果；

d）兩根提升管分別采用優(yōu)化的反應時間設計，為降低汽油烯燒、多產丙烯

創(chuàng)造良好的條件；

e）兩根提升管后部均設急冷油設施（正常情況下不投用，特殊情況下投用），

控制反應出口溫度；

f）根提升管出口快速終止反應，提升管出口設置粗旋快分使油氣與催化劑

快速分離，粗旋升氣筒與沉降器單級旋分器入口軟連接，以達到快速終

止二次反應，減少反應油氣在沉降器的停留時間從而減少二次反應和熱

裂化反應的發(fā)生，同時提高旋分效率，減少催化劑的跑損；

g）汽提段采用高效汽提技術；汽油汽提段也采用高效汽提技術；

h）重油沉降器粗旋分離的油氣通過直連系統(tǒng)導入單旋入口，同時采用導流

錐的形勢來吸收粗旋、單旋料腿催化劑攜帶的油氣以及汽提段汽提來的

油氣，以減少沉降結焦；

i）重油沉降器內防焦蒸汽用中壓過熱蒸汽取代低壓蒸汽；

j）采用逆流燒焦，減少催化劑的超溫失活和水熱失活；

k）為了取得較低的催化劑含炭量，采用單段再生加助燃劑的完全再生技術;

1）采用了金屬鈍化劑、專用丙烯助劑技術；

m）焦炭燃燒的過剩熱專由再生器內、外取熱器取走并轉化為蒸汽；

n）采用了干氣預提升技術。

本裝置分館穩(wěn)定系統(tǒng)主要技術特點有：

o）采用雙分儲塔設計：重油提升管油氣進主分偏塔，汽油提升管油氣進副

分僧塔，分用塔頂冷卻系統(tǒng)各自獨立，進入汽油提升管的粗汽油只來自

主分儲塔頂回流罐，進行單程轉化，降烯煌效果好，達到同樣烯煌含量

需回煉的汽油量小，能耗低

P）塔器內構件采用ADV浮閥等傳熱傳質效果好、處理能力大、壓降低、抗

堵塞能力強的塔盤，有利于裝置操作的靈活性。

3.3催化裂化反應機理

石油儲分在催化劑上進行的催化裂化反應是一個相當復雜的物理化學過程。

這種復雜性首先表現(xiàn)在石油鐳分是由各種烷燒、環(huán)烷煌、芳煌等組成，各種單體

煌又進行著好幾種反應，并且相互影響；其次還表現(xiàn)在催化劑上的反應不僅與化

學反應有關，而且還與油氣在催化劑表面上的吸附、脫附以及油氣分子的擴散等

物理過程有關。目前較為成熟的理論認為催化裂化反應是正碳離子反應，同時伴

有熱裂化等。

3.3.1正碳離子反應機理

燒類的催化裂化反應與熱裂化反應具有不同的反應機理。熱裂化反應是通過

復雜的鏈式自由基機理進行的，而催化裂化反應是通過正碳離子中間體進行的。

所謂正碳離子是指含有一個帶正電荷的碳原子的燒離子。根據(jù)與帶正電荷正碳離

子結合的煌基數(shù)目的不同，正碳離子可分為甲基正碳離子、伯正碳離子、仲正碳

離子和叔正碳離子，它們的穩(wěn)定性按上述順序遞增。

正碳離子的生成主要有以下幾種途徑：

由烷妙上與碳形成共鍵的氫與催化劑上的質子酸中心H'或非質子酸

中心『作用生成正碳離子；

由烯姓或芳煌與催化劑上的質子酸中心作用生成正碳離子；

正碳離子和飽和燒反應時，發(fā)生氫轉移反應，生成一個新的正碳離

子。

正碳離子發(fā)生如下反應：

異構化：通過氫原子和碳原子的變位而發(fā)生；

裂化：直鏈的仲正碳離子在B位斷裂生成一個烯姓和一個伯正碳離

子，后者很快進行氫轉移而生成仲正碳離子；

環(huán)化：烯垃正碳離子通過一系列反應轉化生成環(huán)狀正碳離子，生成

的環(huán)狀正碳離子能吸取一個負氫離子生成環(huán)烷燒，或失去質子生成環(huán)烯

煌,環(huán)烯妙再進行負氫離子和質子失去反應，直接生成芳煌；

烷基化：正碳離子與烯煌和芳煌進行烷基化反應；

氫轉移：由烯姓接受一個質子酸中心形成正碳離子開始，并從飽和

煌、烯燒、環(huán)烯燒、氫化芳煌等“供氫”分子中抽取一個負氫離子生成

一個烷燒，“供氫”分子則形成新的正碳離子；

縮合：是新的C-C鍵生成、氫轉移及分子量增加的反應，疊合是

縮合的特殊情況，如單烯燒生成焦炭的途徑是先環(huán)化、脫氫生成芳煌，

然后與其他芳煌縮合生成焦炭。

3.3.2單體燒的催化裂化反應

單體煌主要包括烷燒、烯燒、環(huán)烷煌和芳妙，它們按正碳離子發(fā)生如下反應：

烷燒：主要發(fā)生裂化反應，裂化成較小分子的烷燒和烯燒；生成的

烷燒又可繼續(xù)裂化成更小的分子；大分子比小分子易裂化，異構烷煌的

反應速度比正構烷妙快。

烯姓發(fā)生如下反應：

?裂化反應：裂化為兩個較小分子的烯燒；烯燒裂化的反應速度比烷

煌快得多；大分子烯燒裂化的反應速度比小分子快，異構烯妙的反

應速度比正構烯炫快。

?異構化反應：一種是分子骨架結構改變，如正構烯燒變成異構烯煌;

另一種是分子中的雙鍵向中間位置轉移。

?氫轉移反應：一些烯煌轉化為烷燒，一些烯煌則給出氫轉化為芳煌

或更高分子的燒，甚至縮合至焦炭。

環(huán)烷燒：一方面環(huán)斷裂生成烯燒，烯姓再繼續(xù)進行上述各項反應；

另一方面通過氫轉移生成芳煌，帶側鏈的五元環(huán)烷煌先異構化成六元環(huán)

烷燒，再脫氫生成芳燒。

芳炫：芳燒核在催化裂化條件下十分穩(wěn)定，但其所帶的側鏈很容易

斷裂生成較小分子的烯燒，且斷裂處主要在與苯核連接的鍵上；多環(huán)芳

燒的裂化反應速度很低，且主要是縮合成稠環(huán)芳燒，最后生成焦炭，同

時放出氫使烯妙飽和。

3.3.3石油儲分的催化裂化

石油偏分為復雜的燒類（各單體煌的集合）和非煌類混合物（金屬、無機鹽），

其中絕大部分是燒類，只有極少部分為非燒類物質。在裂化條件下上述各種單體

煌的反應都在進行并發(fā)生許多交錯反應，因而形成一個復雜的反應體系。在體系

中，C—C鍵斷裂是最基本的一次反應，然后在此基礎上發(fā)生各種二次反應。石

油俺分在催化裂化中發(fā)生的較重要的二次反應有兩類：一類反應是在C-H和C

—C鍵都參與的反應，這類反應如雙鍵位移、雙鍵幾何異構、氫轉移、環(huán)烷脫氫、

烯燃飽和等；另一類反應是在C-C鍵上進行，這類反應有烯燒疊合、芳煌縮合、

烯燒骨架異構化、烯燒芳構化、烷基轉移及烷燒歧化等。值得注意的是，以上各

類二次反應除少數(shù)（環(huán)烷脫氫、芳燒縮合、烷基轉移）外，都是通過烯煌或烯姓

參與進行的。這樣，正碳離子是催化裂化一次反應的中間體，而由一次反應產生

的烯燒，則基本上成為催化裂化二次反應的中間體。

在石油館分的催化裂化各類反應中，在一般催化裂化的條件下，以C—C鍵

斷裂的一次反應的速度最快和反應最完全，而且不受化學平衡的限制，可以連續(xù)

反應下去直至生成不易斷裂的小正碳離子（C3H工C,H9）；一些氫轉移、異

構化、環(huán)化、脫烷基及烷基轉移、環(huán)烷脫氫等處于中間速度，反應只部分進行而

遠未達到化學平衡；至于其他如芳構化、歧化、疊合、縮合等反應則最難進行，

而烯姓的疊合及芳煌的縮合則以較低的溫度有利。

大量的反應數(shù)據(jù)說明，焦炭的生成來源于芳煌和烯燒，而主要是芳妙，重質

原料產生焦炭的傾向大。煌類生成焦炭的速度遞減次序是：

雙環(huán)芳姓〉單環(huán)芳姓〉烯妙〉環(huán)烯燒〉烷燒

此外，催化劑的性質對焦炭也有明顯的影響。

催化裂化反應有吸熱反應也有放熱反應，但凈反應熱是吸熱的。燒焦為催化

裂化反應提供熱源。通常以提高催化劑循環(huán)量或用較高的焦炭產率來滿足催化裂

化反應吸熱的需要。

3.4分儲、精儲原理

分俺的基本原理是利用汽液相中各組分的相對揮發(fā)度的不同進行分離。在塔

中，蒸汽從塔底向塔頂上升，液體則從塔頂向塔底下降。在每層塔板上汽液相相

互接觸時，氣相產生部分冷凝，液相產生部分氣化。由于液體的部分汽化，液相

中輕組分向氣相擴散，使蒸汽中輕組分增多；而蒸汽的部分冷凝，使蒸汽中重組

分向液相擴散，液相中重組分增多，進而使同一層塔板上互相接觸的汽液兩相趨

向平衡。

分儲有一次汽化（或一次冷凝）和漸次汽化（或漸次冷凝），且均能使混合

物起到一定的分離作用，但都難以分離得較為精確。生產中為了取得一定純度的

產品，必須采取精俺的方法，即多次地同時利用汽化與冷凝的方法來分離混合物。

反應過熱油氣進入主分儲塔下部，與循環(huán)油漿接觸，經一次冷凝，使油氣形

成飽和氣體上升，冷凝部分下降，流入塔底。上升的油氣混合物在塔內令其溫度

逐漸降低，就會出現(xiàn)部分冷凝現(xiàn)象，首先冷凝的是沸點較高的回煉油，未冷凝的

汽相中，主要是沸點較低的汽油、輕柴油、重柴油，再降低溫度令其部分冷凝時,

依次冷凝的是重柴油、輕柴油，最后不能冷凝的是汽油蒸汽、液化態(tài)蒸汽、瓦斯

氣體。此時，在主分儲塔底取得較高沸點俺分油漿，塔側自上而下可取得輕柴油、

重柴油、回煉油等倒分，自塔頂可取得富氣、粗汽油儲分。

主分館塔的分鐳效果用較重鐳分的初情點與較輕福分的終鐳點相比較確定。

若較重情分的初情點高于較輕儲分的終儲點，則說明兩僧分間有“間隙”；反之

為“重疊”。間隙愈大，說明分僧精確度愈高，反之分離精確度就較差。由于主

分館塔頂及各側線產品之間的恩氏蒸館的50%點相差較遠，分偏各側線的產品容

易滿足要求。

3.5吸收、解吸原理

吸收過程是利用氣體中各組分在液體中溶解度的不同來達到分離氣體混合

物的目的。用粗汽油或穩(wěn)定汽油來溶解富氣中C,以上的氣體燒類，粗汽油或穩(wěn)定

汽油稱為吸收劑，被溶解的C3、G組分稱為溶質或吸收質，含有溶質的氣體稱為

富氣，不被溶解的氣體稱為貧氣或惰性氣體。

在壓力不高，燒類混合物中各煌類分子結構相近，相同分子間作用力與不同

分子間作用力接近的條件下，可以認為是理想溶液。對于理想溶液，某組分由液

相逸人氣相的傾向，可以應用拉烏爾定律：溶液中組分的蒸汽壓，僅與該組分在

溶液中的濃度和在系統(tǒng)溫度下該組分的飽和蒸汽壓有關，而與溶液中其他組分無

關。其表達式：

Pi=Pj°Xi

式中Pi一一組Ai在氣相中的分壓，或在溶液表面上的蒸汽

分壓；

P「一一組分i在系統(tǒng)溫度下的飽和蒸汽分壓；

X,組分i在溶液中的摩爾分數(shù)。

對于非理想溶液，溶質和溶劑的分子結構組成差別較大，溶質逸人氣相的傾

向，不僅與該組分的濃度和性質有關，而且還與其他組分的分子間作用力有關，

溶液中溶質的蒸汽壓要服從亨利定律，而亨利定律與拉烏爾定律的差別僅在于用

亨利系統(tǒng)代替了飽和蒸汽壓。其表達式：

P（=Hi°X?

式中乩一一亨利系統(tǒng)，不僅與該組分分子性質有關，還與其

他組分性質有關。

對于氣體，在低壓下混合物體中組分的氣體分壓應服從道爾頓定律：

P：=nY：

式中Pi組分i在氣體混合物中的分壓；

n------系統(tǒng)總壓力；

Yi組分i在氣體混合物中的摩爾分數(shù)。

當溶質在氣相中的分壓大于該組分在溶液中的蒸汽分壓，溶質就從氣相轉移

到液相，稱為吸收過程，這個壓力差就是吸收過程的壓力差。當溶質的蒸汽分壓

大于該組分在氣相中的分壓，溶質就從溶液中解吸出來，稱為解吸過程。

當溶質在溶液中的蒸汽分壓等于它在氣相中的分壓時，氣液兩相就處于相平

衡狀態(tài)，這是吸收或解吸過程的限度。

3.6穩(wěn)定塔分離原理

輕重汽油分離是分用諸多過程中的一種，符合分館、精儲原理。穩(wěn)定汽油的

分離是在穩(wěn)定塔內完成的，較高溫度的穩(wěn)定汽油以氣液混合狀態(tài)進入塔中，在進

料段，經一次汽化使絕大多數(shù)應蒸出的僧分輕汽油與液相分離，油氣上升，未汽

化部分下降。在提鐳段，由塔底重沸器供熱，在達到一定溫度條件下，進料及精

用段來的液相與上升汽相在塔板上進行多次汽化與多次冷凝，自上而下重組分逐

漸被提濃，最終流入塔底，由塔底抽出重汽油。在精僧段，在塔頂冷回流的作用

下，上升的汽相與冷回流在塔板上進行多次汽化與多次冷凝，自下而上輕組分逐

漸被提濃，塔頂汽相出料，經冷凝冷卻分離汽液相后，得到液相液態(tài)燒，部分作

冷回流循環(huán)，部分作產品出裝置。

塔內回流的作用有二：一是提供塔板上的液相回流，造成汽液兩相充分接觸,

達到傳熱傳質的目的，二是取走進入塔內多余的熱量，維持全塔熱平衡，以利于

控制產品質量。

4工藝流程簡述

4.1反再系統(tǒng)工藝流程簡述

原料油自罐區(qū)來，經流量計，液控閥后進入原料油緩沖罐，通過原料油泵

(P2201A.B)升壓后.經原料一頂俯換熱器(E2201A.B)后.通過原料一輕柴換熱器

(E2211A)升溫至約125T,進入電脫鹽裝置，脫水脫鹽后原料依次通過原料一輕

柴換熱器(E2211B),油漿一原料換熱器(E2202)加熱至20(TC左右，然后與鈍

化劑、分得來的回煉油一起進入混合器(M2101)經自保閥(ZA11101)進入進料

集合管。分四組經進料噴嘴進入提升管(R—2101A)，再生器(R2102)高溫催化

劑經過再生滑閥(ZH1103),再生斜管進入重油提升管預提升段，同時汽油反應

沉降器尚具有一定活性的低溫催化劑，經過循環(huán)待生單動滑閥(ZI12107)也進入

重油提升管預提升段，(由70(TC左右高溫再生催化劑和經汽油沉降器汽提后的

52(TC左右待生循環(huán)催化劑在重油提升管預混合段進行混合后組成的催化劑)兩

路催化劑混合后以接近活塞流方式上行與原料油充分接觸。接觸并迅速升溫、汽

化，在與催化劑沿重油提升管向上流動的同時，原料不斷發(fā)生催化裂化反應，生

成汽油、輕柴油、液化氣、干氣、油漿、焦炭組分。焦炭則覆蓋在催化劑表面，

使催化劑逐漸喪失裂化活性。由于待生劑的進入，降低了催化劑溫度，可大大提

高劑油比，強化催化裂化反應，有效降低熱裂化反應強度，減少干氣，焦炭產率。

最終反應油氣在提升管出口經粗旋風分離器迅速分離后進入左右兩組高效單旋

分器，在進一步除去攜帶的催化劑細粉后離開沉降器，進入外集氣室通過油氣大

管線進入分僧塔(T2201)脫過熱段。

本裝置為達到多產氣體以及汽油降硫、烯燒的目的，還增設了汽油提升管，

具體流程如下：自重油油氣分離器(V-2203)出來的粗汽油經泵(P-2202AB)提升

后，經反應汽油控制閥(FIC11103)分二路進入，一路進入汽油提升管反應器

(R-2101B),與高溫再生催化劑接觸完成汽油的升溫、汽化及反應。由于粗汽油

很難裂，為增強副反提升管劑油比，從再生器引出的高溫催化劑先經過小外取熱

器(R2103B)降溫后，通過副反單動滑閥進入提升管預提升段，提升上行與粗汽

混合反應，油氣與催化劑在提升管出口經粗旋快速分離進入一組汽油高效單旋進

一步分離，油氣引出進入副分儲塔(T2204)o

一路進入重油提升管(R2101A)上部的兩個終止劑噴咀作終止劑。

沉降器內重油粗旋出口，汽油粗旋出口與單旋進口全部為對口硬連接。

重油待生劑經粗旋料腿，單旋料腿進入汽提段。

汽反待生劑經粗旋料腿進入收集斗，一部分經循環(huán)待生單動滑閥進入重油提

升管，另一部分溢流至汽提段。

R-2101A粗旋以及重油單級旋風分離器、直連分配器回收的待生催化劑一起

進入R-2101汽提段，在此，待生催化劑與蒸汽逆流接觸以汽提催化劑所攜帶的油

氣，汽提后的催化劑沿待生立管下流，經待生立管并通過待生塞閥、待生套筒及

出口的分配器，在增壓風和待生催化劑自身靜壓的推動下進入再生器(R-2101)

的密相床上部；R-2101B粗旋以及汽油單級旋風分離器回收的待生催化劑一起進

入R-2101汽提段，在此，待生催化劑與蒸汽逆流接觸以汽提催化劑所攜帶的油氣,

汽提后的催化劑分兩路，一路作待生循環(huán)催化劑沿待生外循環(huán)管、并通過待生循

環(huán)滑閥進入重油提升管預混合段與高溫再生催化劑混合，一路作為待生催化劑經

溢流斗流入沉降器汽提段；與重油旋分下來汽提后的催化劑沿待生立管下流，經

待生立管并通過待生塞閥、待生套筒及出口的分配器，在增壓風和待生催化劑自

身靜壓的推動下進入再生器(R-2101)的密相床上部，在700C左右的再生溫度

及C0助燃劑助燃的條件下進行逆流完全再生。燒焦過程中產生的過剩熱量分別由

內、外取熱器取走。含炭量0.1%左右的再生后的催化劑，通過重油提升管反應

器、汽油提升管反應器各自的再生斜管及再生單動滑閥，分別進入其反應器底部。

在蒸汽或干氣的提升下，完成催化劑加速、分散過程，然后與原料油、粗汽油、

輕汽油等接觸反應。

再生器密相的過剩熱量由外取熱器取走。外取熱器共有21根取熱管，再生器

內的部分催化劑由外取熱入口管進入外取熱殼程中。在流化風的作用下，高溫催

化劑向下流動流經翅片管束間時降溫，同時發(fā)生3.5MPa的飽和蒸汽。冷卻后的催

化劑由外取熱器返回管提升返回再生器密相床層。外取熱器的負荷通過改變外取

熱器的提升風，改變催化劑循環(huán)量來調節(jié)。

為防止原料中的重金屬對催化劑造成污染，降低催化劑的活性、選擇性，在

重油進料管線(M2101前)設置金屬鈍化劑加注系統(tǒng)，鈍化劑經計量泵連續(xù)加入。

為適應生產操作靈活性、增加目的產品收率，重油提升管還設置了油漿回煉

噴嘴兩支。油漿自主分儲塔底抽出經油漿泵(P2209A、B)升壓后，分支經流量

計、調節(jié)閥進入進料集合管，分兩路進入主提升管。

汽反提升管還分別設置了兩支C,汽油回煉噴嘴、兩支石腦油改質噴嘴，以增

加后路氣分裝置處理量。

主、副提升管提升介質均設有干氣、蒸汽兩路。主提升管急冷介質為酸性水

或粗汽油。流程如下：主分儲油氣分離器脫水包底酸性水經富氣水洗泵(P2213AB)

分支經流量計、調節(jié)閥后分兩路進入提升管上部。以提高催化劑與汽油的混合比

例，以提高反應劑油比。

再生器煙氣先經7組兩級旋風分離器分離催化劑，再經三級旋風分離器進一

步分離催化劑后，一路經雙動滑閥、降壓孔板、進余熱鍋爐。一路經高溫閘閥、

蝶閥進入煙氣輪機膨脹做功驅動主風機。從煙機出來的煙氣經水封罐后，進入

CO碳焚燒爐升溫后再進入余鍋進一步回收熱能，使煙氣溫度降到180七以下，最

后經煙囪排入大氣。三旋下泄氣進入四旋分離催化劑后，煙氣經臨界噴嘴節(jié)流后

匯入主煙道。四旋分離下來的催化劑細粉進入細粉罐，間斷送至催化劑貯罐。

再生器燒焦用主風由主風機提供，當煙機停運時，主風由備用主風機提供。

主風自大氣進入主風機后經單向閥、阻尼閥分兩路分別進入輔助燃燒室(F2101)

一、二次風室出口匯合后分兩路進入再生器主風分布器。

大外取熱器流化風、立管提升風、小外取熱流化風由增壓機組提供。增壓風

自主風出口引入，經增壓機升壓后進入大小外取熱器。

為維持反再系統(tǒng)有一定的催化劑藏量，也為保持一定的平衡催化劑活性，需

從新鮮催化劑罐內，用小型加料將新鮮催化劑，由非凈化壓縮空氣輸送至再生器

內，或從熱催化劑罐內，用小型加料將平衡催化劑，由非凈化壓縮空氣輸送至再

生器內。為提高單項產品收率，需從助燃催化劑罐內，用小型加料將相應的助催

化劑，由非凈化壓縮空氣輸送至再生器內。為保持催化劑活性和催化劑上重金屬

含量不超過允許值，需從再生器內定期卸出部分催化劑，由非凈化壓縮空氣輸送

至廢催化劑罐。

4.2分館系統(tǒng)工藝流程簡述

1)主分儲塔部分

由重油沉降器來的反應油氣進入主分儲塔底部，通過人字型擋板與循環(huán)油漿

逆流充分接觸，洗滌反應油氣中的催化劑粉塵并脫除過熱，使油氣呈“飽和”狀

態(tài)進入主分儲塔上部進行分儲。

主分館塔頂部油氣經油氣一熱水換熱器(E-2203/A?D)換熱以后，經主分

儲塔頂油氣干式空冷器(E-2204/A?H),再經主分館塔頂油氣冷卻器

(E-2205A-D)冷卻至40℃,進入主分館塔頂油氣分離器(V-2203)進行氣液相

分離；主分僧塔頂油氣分離器頂分離出的富氣(溫度409、壓力-0.21Mpa(絕))

進入富氣壓縮機(C2301)；分離出的粗汽油經粗汽油泵(P-2202/AB)主要分

兩路，一路去汽油提升管作回煉粗汽油，另一路作冷回流去主分儲塔頂；含硫含

核酸性水由酸性水泵(P-210/1.2)抽出，一路作終止劑去重油提升管上部噴嘴,

一路出裝置至酸性水汽提、或去壓縮富氣干式空冷器(E-2301A-D)洗滌富氣。

輕柴油自主分僧塔第16層或18層抽出自流至輕柴油汽提塔(T-2202),經

汽提后，塔底的輕柴油由輕柴油泵(P-2205/L2)抽出，經輕柴油一原料油換

熱器(E-2205/A?B),輕柴油一富吸收油換熱器(E-2207/AB),輕柴油一熱

水換熱器(E-2208AB),再經輕柴油空冷器(E-2209AB)使輕柴油溫度降至7(TC

分成三路：一路作為產品出裝置，一路去封油罐(V2205)作機泵封油或沖洗油

和燃料油，一路經貧吸收油冷卻器(E-2210/AB),使其溫度降至40C以后，送

至再吸收塔(T-2303)作再吸收劑。從穩(wěn)定再吸收塔返回的富吸收油經輕柴油

—富吸收油換熱器(E-2207/AB),換熱升溫后，自壓至主分館塔的第5層。

回煉油自主分^塔第33層自流入回煉油罐(V-2202),再經回煉油泵(P

-208/AB)升壓后，一路單獨或與原料油混合進提升管反應器回煉，另一路返回

主分鐳塔第33層。

主分館塔多余熱量分別由頂循環(huán)回流、中段循環(huán)回流及油漿循環(huán)回流取走。

頂循環(huán)回流自主分倒塔第4層塔盤抽出，用頂循環(huán)油泵(P-2204/AB)抽出

升壓后，經頂循環(huán)油一原料油換熱器(E-2201/AB),頂循環(huán)油一熱水換熱器(E

-2206/AB),溫度降至8(TC后返回主分鐳塔第一層。

中段回流油自主分館塔的第21層抽出經中段循環(huán)油泵(P-2207/AB)抽出升

壓后，口作為穩(wěn)定塔(T-2304)底重沸器(E-2310)的熱源，降溫至21(TC,

并經中段循環(huán)油一熱水換熱器(E-2217),溫度降至205℃返回主分鐳塔的第16、

18層塔板上。

循環(huán)油漿自主分僧塔底由循環(huán)油漿泵(P-2209/A.B)之塔底抽出，循環(huán)油漿

由油漿泵(P2209A.B)自塔底抽出，經循環(huán)油漿-原料油換熱器(E2202)與重反

原料油換熱后，分為兩路，一路進入油漿蒸汽發(fā)生器(E2215AB)發(fā)生中壓飽和蒸

汽后，溫度降至28(TC后，分別經上下兩路返塔返回分館塔；另一路進入油漿蒸汽

發(fā)生器(E2214)發(fā)生中壓飽和蒸汽，溫度降至280℃至副分僧塔(T2204)人字塔

板上方，以吸收副分館塔油氣中的高溫位熱量，并洗滌催化劑。

回煉油漿由油漿泵(P2209A.B)出口直接至重反提升管油漿噴嘴。

產品油漿由循環(huán)油漿泵(P2209AB)出口，經外甩油漿冷卻器(E2216AB)冷至

90℃作為產品出裝置送出裝置，事故狀態(tài)緊急外甩油漿經(E2213A?D)送出裝置，

設計中出裝置油漿保留自油漿蒸汽發(fā)生器(E2215AB)后部來流程。

2)副分僧部分

由沉降器來的汽反反應油氣進入副分儲塔底部，與來自主分館塔的一股循環(huán)油

漿逆流接觸，洗滌反應油氣中催化劑并脫過熱，使油氣呈“飽和狀態(tài)”進入副分

儲塔進行分儲。副分館塔頂油氣自塔頂流出進入副分儲塔頂油氣-熱水換熱器

(E2203EF)、副分儲塔頂油氣干式空冷器(E2204I?L)、副分鐳塔頂油氣冷凝冷

卻器(E2205E-F)冷至4(TC后進入副分儲塔油氣分離器(V2204),進行氣液分離。副

分館塔油氣分離器頂出的富氣經壓控閥與分儲塔油氣分離器頂出的富氣混合后進

入富氣壓縮機(C2301)；氣液分離器(V2204)底部出的粗汽油由粗汽油改質泵

(P2210A.B)抽出加壓后，一路作為冷回流送至副分俺塔頂，另一路送至吸收塔

頂作吸收劑用；氣液分離器底分水包分出含硫污水經副分館塔富氣水洗泵

(P2214/AB)送到分鐳塔頂油氣分離器(V2203)。

副分偏塔中段油自副分偏塔第16層抽出，經副分館中段泵(P2211A.B)升壓

后，經副分儲塔中段油一熱水換熱器(E2218)冷卻到145℃后返回副分館塔第13

層。

副分偏塔底油漿自流進入分僧塔人字擋板上部。

4.3穩(wěn)定系統(tǒng)工藝流程簡述

從V-2203、V-2204來的富氣進入入口分液罐氣壓機(C-2301)一段進行壓縮,

然后由氣壓機中間冷卻器(E-2314)冷至4(TC進入氣壓機中間氣液分離器

(V-2301)進行氣液分離，分離出來的富氣再進入氣壓機二段，二段出口壓力為

1.6MPao氣壓機出口富氣與解吸塔頂脫吸氣、□吸收塔底油及富氣洗滌水匯合一

起至壓縮富氣干式空冷器(E-2301/ABCD)冷卻至口40℃,進入氣壓機出口油氣

分離器(V-2302)進行氣液分離。分離后的氣體進入吸收塔(T-22301)下部，

用經冷后的粗汽油、穩(wěn)定汽油和吸收劑進行吸收打至第6層第1層，與氣體逆流接

觸。吸收過程放出的熱量由吸收一、二中段回流取走。吸收一中段回流由吸收塔

第8層集油箱抽出，經一中段回流油泵(P-22303A.B)升壓后，再經循環(huán)水冷

卻器(E-2303/AB)冷卻至40t返回第9層分配器；吸收二中段回流由吸收塔第

28層集油箱抽出，經二中段回流泵(P-22304)升壓后，再經冷卻器(E-2304/AB)

冷卻至40℃返回第29層分配器。吸收塔底油經吸收塔底油泵(P2303AB)升壓后,

與來自壓縮富氣干式空冷器的富氣混合后進入富氣冷凝冷卻器。吸收后的貧氣經

再吸收塔(T-2303)用輕柴油作吸收劑進一步吸收后，干氣一部分作為預提升

介質至反應器（RT01A）,□另一部分作為產品送至脫硫單元精制后，作為燃

料氣供應所需用戶。

V2302凝縮油由解吸塔進料泵（P-2301/AB）從V22302抽出加壓后分兩路：

一路經解吸塔進料換熱器（E-2305）與穩(wěn)定汽油換熱后，溫度升至95C,作為

熱進料進入解吸塔第10層，另一路作為冷進料直接進入解吸塔頂部。解吸塔由塔

底重沸器提供熱量，以解吸出凝縮油中的品組分，凝縮油也可以全部進入塔頂解

吸。解吸塔重沸器（E-2306）用LOMPa的蒸汽作熱源，解吸塔底脫乙烷汽油由

穩(wěn)定塔進料泵（P-2305/AB）抽出，經穩(wěn)定塔進料換熱器（E-2307）與穩(wěn)定汽

油換熱后送至穩(wěn)定塔（T-2304）的第二十七、三十一或三十五層進行多組分分

儲。穩(wěn)定塔底重沸器（口￡-2306）由主分儲塔中段循環(huán)回流油提供熱量，液化

氣從塔頂偏出，經穩(wěn)定塔頂冷凝冷卻器（E-2309AD）冷至40℃后進入穩(wěn)定塔頂

回流罐（V-2303）,罐底液態(tài)燒經液態(tài)燒泵（P-2306/AB）抽出后，一部分作穩(wěn)

定塔回流，其余作為液化氣產品送至氣分部裝置脫硫單元，進行脫硫和脫硫醇。

穩(wěn)定汽油從穩(wěn)定塔底壓出后分為兩種工況，一種工況是經穩(wěn)定塔進料換熱器，，

解吸塔進料換熱器（2305）,穩(wěn)定汽油一熱水換熱器（E-2311）分別與脫乙烷汽

油，除鹽水換熱后，□再經穩(wěn)定汽油冷卻器（E-2311/1.2）冷卻至40C,一部

分作補充吸收油由吸收油泵（P-22307/AB）□送至吸收塔；其余作為產品，經

預堿洗和電精制后送至脫硫汽油抽提裝置或直接進入汽油脫臭裝置精制。另一種

工況是不出產品改去輕重汽油分離裝置進行輕重汽油分離。

穩(wěn)定塔壓力由穩(wěn)定塔頂冷凝冷卻器熱旁路和頂回流油罐頂壓力控制器分程

控制，回流罐內不凝氣經控制器進入主分儲塔頂油氣分離器或根據(jù)系統(tǒng)要求進入

高壓瓦斯管網。氣壓機出口油氣分離器及穩(wěn)定塔頂回流油罐分離出的含硫含鍍酸

性水與分儲系統(tǒng)來的酸性水匯合送至污水汽提裝置。

主分儲塔頂油氣分離器的壓力決定輕重汽油分離系統(tǒng)的壓力。

5主要工藝設備、機動設備

一.塔類

1）分儲塔（T2201）

分僧塔直徑巾4200mm,采用34層雙溢流條形浮閥塔板，塔底設6層人字擋板，

全塔設有4個回流，較長的換熱流程，充分經濟的利用溫位能量回收，減少冷

卻水的使用。

①.油漿：自塔底抽出，分四路，一路上返洗滌油氣攜帶的催化劑與副分館

塔來的油漿同時返回到6層人字塔盤上，一路下返利用溫位控制塔底溫度返

塔底部，一路返副分儲塔，一路返塔底作油漿攪拌。

②.二中回煉油：自34層全館出至回煉油罐，用泵自回煉油罐抽出，分兩路：

一路至主提升管回煉；一路返主分館塔33層。

③一中中段回流自21層抽出根據(jù)產品要求分兩路返回：一路返18層下、一

路返16層下。

④.輕柴油鐳出口：根據(jù)產品要求分兩個流出口：上口16層和下口18層。

⑤.富吸收油：輕柴油做吸收劑后的富吸收油，自再吸收塔底部自壓至主分

^塔13層。

⑥?輕柴油氣返口：自輕柴油氣體塔頂汽提出的輕組分，返主分館塔第14

層，作為13層富吸收油液相返回的氣相補充。

⑦.頂循回流：自4層抽出返回1層。

⑧.塔底還設有攪拌蒸汽、油漿塔底攪拌和防焦器，防止固體顆粒沉淀結焦和

固體沉淀物及焦塊堵塞泵入口，造成回流中斷。

2）副分儲塔（T2204）

副分館塔直徑62000mm,采用16層單溢流條形浮閥塔板，塔底設8層人字擋

板，全塔設有3個回流。

①油漿：副分儲塔底油漿利用高度差自壓至主分儲塔，返回到34層塔盤下

6層人字塔盤上。自主分儲塔油漿下返來的油漿，一路上返至一層人字擋板

上洗滌油氣攜帶的催化劑，一路返塔底利用溫位控制塔底溫度。

②中段回流：自16層塔盤抽出返至13層塔盤。

③塔頂回流：自副分僧塔頂油氣分離器來的粗氣油作為塔頂回流。

④.塔底還設有攪拌蒸汽和防焦器，防止固體顆粒沉淀結焦和固體沉淀物及焦

塊堵塞泵入口，造成回流中斷。

3）輕柴油汽提塔（T2202）

輕柴油汽提塔直徑“2000mm,采用6層單溢流條形浮閥塔板。塔頂設有汽返

口返至主分福塔第14層，與主分福塔形成壓力聯(lián)通，確保良好的汽體效果同時

保證柴油流入的暢通。

3）吸收塔（T2301）

吸收塔直徑62200mm,采用40層雙溢流ADV微分浮閥塔板。

為達到良好的吸收效果，設有兩個中段冷卻回流，把吸收過程中放出的熱量

提取出來，一中回流自第8層塔盤全抽出，返至第9層塔盤；二中回流自28層

塔盤全抽出，返至29層。

吸收劑是來自副分僧塔頂油氣分離器冷凝的粗氣油，一路返吸收塔至第6

層塔盤，一路返吸收塔頂彌補開產初期補充吸收劑的不足，為保證良好的吸收效

果，在塔頂又設有穩(wěn)定汽油入口作為補充吸收劑。

4）解吸塔（T2302）

解吸塔直徑62800mm,采用40層雙溢流條形浮閥塔板。

為達到良好的解析效果保證解析吸熱過程的熱量充足，塔底設有依蒸汽為熱

源的重沸器，進料來自氣壓機出口油氣分離器冷凝下來的凝縮油，一路冷進料自

塔頂進入，一路熱進料自塔第10層進入，以達到節(jié)省能源的目的。

5）再吸收塔（T2303）

再吸收塔直徑61600mm,采用30層單溢流條形浮閥塔板。塔頂設有吸收油

入口，用輕柴油作吸收劑。塔底富吸收油自壓至主分館塔第13層。

6）穩(wěn)定塔（T2304）

穩(wěn)定塔直徑62200,采用52層雙溢流條形浮閥塔板。根據(jù)產品質量要求進

料開有三個進口，分別自24、28、32、層進入，為保證液化氣的精儲效果，塔

頂設有用液化氣作為回流的塔頂冷回流，為保證塔下部提留段的熱源充足，塔底

設有依主分偏塔中段作熱源的重沸器。

二、反應再生部分

1）提升管反應器：（R2101A）

重油提升管：分為兩段，下段為預提升段，上段為進料及反應段。預提升段

內徑DN1600nlm,內襯100mm隔熱耐磨材里：反應段內徑DNIOOOmni,內村100mm

隔熱耐磨襯里。提升管出口段內徑DN950mm,內襯100mm隔熱耐磨村里。提升管

反應器進料段設一排6支高效霧化噴嘴，其中原料進料噴嘴4支，回煉油進料噴

嘴2支，進料及反應段中上部還設有防止二次反應的終止劑噴嘴2支，出口采用

粗旋風分離器。接預提升段催化劑再生斜管內徑DN900mm,內襯100mm隔熱耐磨

襯里，為提高重油提升管的劑油比，副提升管旋分下來的待生催化劑通過待生循

環(huán)斜管接預提升段，循環(huán)管內徑DN600mm,內襯100mm隔熱耐磨村里。

汽油提升管：分為兩段，下段為預提升進料段，上段為反應段。預提升段內

徑DN750mm,內襯150mm隔熱耐磨材里：反應段內徑DN700nlm,內襯100mm隔熱

耐磨襯里，提升管反應器進料段設一排4支高效霧化噴嘴，其中回煉碳四噴嘴2

支，回煉汽油進料噴嘴2支，反應段中部設有石腦油噴嘴2支，出口采用粗旋風

分離器。為避免過裂化，再生斜管中間設外取熱以達到合適的循環(huán)催化劑溫度。

2）沉降器（R2101）及汽提段

沉降器置于再生器之上，直徑66400mm,內襯100nlm無龜網襯里，由主提升

管1臺粗旋風分離器3臺細旋風分離器和副提升管1臺粗旋風分離器1臺細旋風

分離器組成。

汽提段直徑62400mm,設8層改進型環(huán)形擋板，整個汽提段插入再生器中，

外襯100mm隔熱耐磨襯里。

3）再生器（R2102）

采用大小筒體布置，稀相直徑為e9200mm,密相直徑為＜b6600mrn,采用125

mm厚隔熱耐磨襯里，主要構件包括7組兩級高效旋風分離器主風分布管、待生

塞閥套筒及特殊設計的待生催化劑分配器、外取熱器等。

4）外取熱器（R2103A）

本裝置設置一臺下流氣控式外取熱器（大），直徑為“2500mm,內襯100mm

隔熱耐磨村里，汽水循環(huán)系統(tǒng)采用自然循環(huán)方式，正常取熱量為17445kw,最大

取熱量可達到23000kwo

本裝置還設置一臺下流式外取熱器（小R2103B）,直徑為62500mm,內襯

100mm隔熱耐磨襯里，汽水循環(huán)系統(tǒng)采用自然循環(huán)方式，正