[炼厂技术·一]常减压装置操作规程-标准QJSL.C.06-01-2007 171页

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目录
第一章 装置简介
一、装置概况
二、装置特点
第二章 原料及产品性质
一、原料油性质
二、产品性质
三、物料平衡
四、装置能耗
五、生产控制分析
第三章 装置工艺流程
一、装置流程图
二、装置流程简述
第四章 生产工艺卡片
一、工艺控制指标
二、动力指标
第五章 设备明细
一、设备明细表
二、设备图
第六章 仪表明细
一、流量仪表明细表
二、压力仪表明细表
三、液位仪表明细表
四、温度仪表明细表
五、有毒气体、可燃气体报警仪明细表
六、其它仪表
第七章 计算机系统
一、系统概述
二、外围设备
三、各控制器负载一览表
四、系统操作说明
第八章 安全及环保
一、炼油装置防火安全知识
二、炼油装置防毒安全知识
三、装置安全规定
四、装置安全阀
五、环保对装置排放物要求
六、装置地下井流向图
第九章 岗位操作法
一、一脱四注系统
二、常压蒸馏系统
三、初馏蒸馏系统
四、轻烃回收系统
五、减压蒸馏系统
六、加热炉系统
七、机泵系统
第十章 事故处理
一、公用系统应急处置方案
二、泄漏、燃烧、爆炸、有毒气体扩散的应急处置方案
第十一章 开停工方案
一、装置开工方案
二、装置停工方案
第十二章 防冻防凝方案
一、防冻防凝原则
二、防冻防凝操作法


第一章装置简介
一、装置概况
胜利炼油厂第二常减压装置是胜利炼油厂第二套原油蒸馏装置，原设计加工能力为250
万吨/年孤岛原油，1973 年动工建设，1975 年3 月建成并试运投产。1983 年、1984 年分两次
进行了干式减压改造，1987 年4 月扩大了处理能力，改造为300 万吨/年。为适应SSOT 装置
原料的需求，减压系统分别于1992、1993、1995 年连续三次进行了改造，1995 年在减压塔
整体更新的同时，对塔内件进行了技术改造，降低了塔内压降，提高了减压系统分馏效果和
减压拔出率，保证了二次加工装置原料质量。1993 年进行了仪表改造，将原气动仪表更换为
MOD-300 DCS 控制系统，提高了控制自动化水平。
2000 年，根据形势发展的需要，齐鲁石化公司按照中石化总公司的要求制订了加工进口
原油，进一步优化乙烯原料，调整产品结构的规划。按照规划要求，确定第二常减压蒸馏装
置由加工300 万吨／年孤岛原油改造为加工200 万吨／年的沙特阿拉伯中质原油。由齐鲁石
化胜利设计院负责设计，齐鲁石化建设公司负责施工，2000 年4 月对装置进行了加工进口原
油技术改造，增设初馏及轻烃回收系统，改造为电脱盐-初馏-常压蒸馏-减压蒸馏-轻烃回收流
程。改造后设计规模为加工沙中原油200 万吨／年，2000 年5 月完成改造。
目前装置由电脱盐、初馏系统、常压蒸馏、减压蒸馏和轻烃回收部分组成。改造新增加
了初馏和轻烃回收系统，除换热流程进行部分调整外，其它均维持原加工孤岛原油流程。装
置主要生产轻烃、重整料、石脑油、轻柴油、重柴油、蜡油、渣油等二次加工装置原料等。
常顶油和初顶油至轻烃回收系统，生产轻烃和石脑油，轻烃作乙烯裂解，石脑油作重整原料
或乙烯原料；常一线生产石脑油或轻柴油，作乙烯裂解原料或调合柴油组分；常二线、常三
线、减一线生产柴油，作柴油加氢精制原料；减顶油生产污油，进装置回炼；减二线、减三
线油生产蜡油，作加氢裂化或催化裂化原料；常三线重柴和减二线蜡油还可以作 SSOT 原料；
减四线生产渣油作VRDS 原料；减压渣油生产沥青或作商品渣油原料。
二、装置特点
第二常减压装置主要有以下几个特点：
1、采用了初馏塔加压操作方案
加工进口原油的轻烃回收系统有多种方案，经常采用的有初顶加压方案和加压缩机方案，
两种方案技术均成熟可靠，但经方案分析对比后确定采用初馏塔加压操作方案。该方案有如
下优点：第一，将初馏塔提压操作后，可使轻烃溶解在初顶油中，直接用泵输送进稳定塔，
而不必用压缩机将常压产生的油气输送进稳定塔。其流程简单投资少，占低少且设备检修和
维护简单，操作费用底。第二、提压操作能减少塔径。第三，从初馏塔抽出一条侧线自压进
入常压塔的相应塔板位置，这样可减少常压塔下段的负荷，使常压塔各段负荷趋于相对均匀。
同时，也减少了常压炉的负荷上节省了燃料，降低了能耗。
2、采用两级电脱盐方案
装置采用了豪威一贝克尔两级电脱盐技术，可以做到原油深度脱盐。现沙中原油含盐量
为14.27mg/l，两级电脱盐可确保脱盐率为80%以上，脱后盐含量为3mg/l 以下。
3、设置轻烃回收，增加经济效益
由于沙中原油中含较多的轻组分，为了回收这部分轻组分，设置了轻烃回收设施，既合
理地利用了资源，增加了炼厂的经济效益，也提供了优质的乙烯裂解原料。
4、优化换热网络，提高热量回收利用率
由于所炼进口原油轻油收率高，重油少，高温位热源少，要将换热终温提上去难度很大。
装置设计用HEX 换热网络优化软件进行了优化计算，在常二中向稳定塔底重沸器提供热源的
情况下，原油换热终温仍可达到260℃。为提高装置的热量回收，采用了重油蒸汽发生器和
烟气余热蒸汽发生器，常一线利用热管式换热器预热加热炉入炉空气，常顶油气加热进装置
原油，初顶油气、稳底石脑油、含盐污水加热原油罐区循环热水，充分回收装置低温热源。
5、仪表控制先进
装置采用了 MOD-300 DCS 控制系统，自动化水平较高。容001/1、2 电脱盐罐水界面
采用内沉桶式界面传感器，切水可以自动控制，界面控制平稳。容002 常顶回流罐液面采用
平衡管自动控制，确保界面平稳，控制简化可靠。容004 减顶油气分离罐界面采用U 型管自
动切水，控制简单可靠。加热炉氧含量能实现供风调节控制，炉膛负压与烟道挡板能实现控
制，有利于加热炉操作平稳，加热炉热效率高。各塔顶温度采用与回流量串级控制，保证操
作平稳。
6、设备防腐蚀措施
由于装置加工高含硫原油，设备腐蚀严重，因此对低温轻油系统设备腐蚀严重部位，采
用了完善的“一脱三注”工艺方法防腐，即初馏塔、稳定塔、常压塔、减压塔顶采用了注氨、
注缓蚀剂及注水的三注系统。对高温重油系统设备腐蚀严重部位，主要采用提高材质的方法，
使用合金钢或新钢种，使设备具有更高的抗腐蚀能力。
7、装置加工方案灵活性高
装置设计处理沙特中质进口原油，也可加工其它进口原油，还可掺炼国内陆上原油。日
处理能力最低为4800 吨，最高为7000 吨；电脱盐罐可串联也可并联使用；减压系统操作可
湿式、可干式，也可半干式；常底与减底设连通阀，泵004/3 可作两塔底共用备用泵；产品
外送流程多向性，多项工艺手段使得装置加工方案非常灵活。

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第二章 原料及产品性质

一、原料油性质

本装置是按加工沙特阿拉伯中质原油进行设计的，原油评价数据取自“世界原油数据集”。原油性质见下表：

沙中原油性质表

项 目	数值	项 目	数值
比重API	31.1	总氮wt%	0.137
比重15.6℃/15.6℃	0.8696	倾点℃	-28
粘度mm2/s 21℃	19.4	总硫wt%	2.48
38℃	11.01	康氏残炭wt%	5.05
盐（以NaCl计）毫克/升	14.27	酸值mgKOH/g	0.57
乙烷收率（对原油）wt%	0.04	硫醇硫ppm	10.0
丙烷收率（对原油）wt%	0.47	V ppm	43.0
异丁烷收率（对原油）wt%	0.65	Ni ppm	13.0
正丁烷收率（对原油）wt%	1.22	蜡油残炭wt%	0.84

二、 产品性质

设计产品性质表

	产品名称		比重 15.6℃/15.6℃		D86 ℃						备注
					5%		50%		95%
干气
常一线		0.7891		175		202		231
常二线		0.8416		234		273		328
常三线		0.8904		309		356		409
减顶气
减顶油		0.7642		79		173		270
减一线		0.8979		274		338		404
减二线		0.9261		363		414		492
减三线		0.9546		（399）		（510）		（583）
减四线		1.0014		（491）		（587）
减渣		1.0563		（513）

注：括号内数据为实沸点蒸馏数据

三、物料平衡

设计物料平衡表

名称	收率wt%	千克/时	吨/月	万吨/年	用途
入方：
原 油	100.00	250000	6000	200.00
出方：
干 气	0.11	275	6.60	0.22	燃料气
轻 烃	2.01	5025	120.60	4.02	乙烯原料
石脑油	17.89	44725	1073.40	35.78	乙烯原料
常一线	9.99	24975	599.40	19.98
常二线	12.00	30000	720.00	24.00	去柴油加氢
常三线	4.50	11250	270.00	9.00	去柴油加氢
常压拔出	46.50	116250	2790.00	93.00
减顶气	0.04	102	2.45	0.08	燃料气
减顶油	0.28	698	16.75	0.56	污油回炼
减一线	6.67	16683	400.39	13.35	去柴油加氢
减二线	12.79	31976	767.43	25.58	去SSOT
减三线	8.69	21731	521.54	17.38	去加氢裂化
减四线	2.04	5083	121.99	4.06	去VRDS
减压拔出	30.51	76273	1830.55	61.02
减 渣	22.99	57477	1379.45	45.98	去VRDS
合 计	100.00	250000	6000.00	200.00

四、装置能耗

装置设计能耗计算表

序号	项 目	年消耗量		能耗指标			能 耗 ×104兆焦
		单位	数量	单位		数量
1	循环冷水	万吨	896	兆焦/吨		4.19	3754.24
2	电	万吨	1415.3	兆焦/吨		12.56	17775.92
3	1.0MPa蒸汽	万吨	1.52	兆焦/吨		3182.0	4836.64
4	净化风	万标米3	177.6	兆焦/标米3		1.67	296.59
5	燃料气	万吨	0.3016	兆焦/吨		41868	12627.39
6	燃料油	万吨	1.7896	兆焦/吨		41868	74926.97
7	除盐水	万吨	10.0	兆焦/吨		96.30	963.00
8	新鲜水	万吨	2.2	兆焦/吨		7.54	16.59
9	除氧水	万吨	6	兆焦/吨		385.2	2311.20
	合 计						117508.54
	单位能耗	587.54兆焦/吨原料

五、生产控制分析

样品名称	分析项目	频次
原油脱盐前后	水分 盐	1次/班 1次/天
轻烃	组成	1次/天
初顶油	馏程	1次/班
石脑油	馏程	1次/班
常顶油	馏程	1次/班
常一线油	馏程	1次/班
常二线油	馏程、闪点 凝点	1次/班 1次/天
常三线油	馏程 凝点 闪点	1次/班 1次/班 1次/天
减一线油	馏程、凝点	1次/班
减二线油	残炭 馏程	1次/周 1次/班
减三线油	馏程 残炭	5次/周 1次/周
氨水	浓度	1次/罐
减底渣油	延度、软化点 针入度 538℃馏出量	1次/班 2次/班 1次/周

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第三章 装置工艺流程

一、装置流程图

（见后）

二、装置流程简述

1 、原油换热

原油罐区11#、12#、13#罐的20~50℃的原油经泵001/1.2.3送入装置，分两路经原油两路压控阀PIC001/1、PIC001/2，进两路脱前换热器。

脱前第一路原油依次经换012/1.2（常顶油气换热）、换002/1（常二线换热）、换004/1（减一线、减顶回流换热）、换006/3.4（减二线换热）、换001/1.4（常一中换热）、换007/9（减三线换热）、换003/3（常二中换热），换热至120~140℃。

脱前第二路原油依次经换012/3.4（常顶油气换热）、换006/1.2（减二线换热）、换004/2（减一线、减顶回流换热）、换002/2（常二线换热）、换001/2.3（常一中换热），换热至120~140℃。

脱前两路原油混合后注入4%—6%的水，经静态混合器和混合阀，油水充分混合后，分两路从罐底进入容001/1进行脱盐脱水。脱出的含盐污水由罐底切出经脱盐罐界位控制阀LdIC001/1，进换025/1.2.3与原油罐区加温热水换热、冷011循环水冷却后送往北大门处地下井进二净化污水场。经一级脱盐后的原油从容001/1顶部出来再注入4%—6%的水，混合后进入容001/2进行深度脱盐脱水，二级脱出的含盐污水由罐底切出经泵034/1注入一级脱盐罐静态混合器前。经二级脱盐后的原油从容001/2顶部出来经原油接力泵泵002/1.2提压，分四路进入脱后换热器。

脱后第一路原油经流量控制阀FIC002/1控制流量，依次经过换003/1（常三线换热）、换008/3.5（渣油换热）、换005/6.7（减一中换热）、换008/11（渣油换热）、换005/8（减一中换热），换热至约230℃。

脱后第二路原油经流量控制阀FIC002/2控制流量，依次经过换003/3.4（常二中换热）、换005/3.4（减一中换热）、换005/5（减一中换热）、换008/7.9（渣油换热）、换008/13（渣油换热），换热至约230℃，然后第一路与第二路合并经换007/7.8（减三线、减二中换热）、换008/15（渣油换热），换热至245℃左右。

脱后第三路原油经流量控制阀FIC002/3控制流量，依次经过换008/4.6（渣油换热）、换005/1.2（减一中换热）、换008/8.10（渣油换热）、换003/2（常三线换热）、换008/12.14（渣油换热）换热至约230℃。

脱后第四路原油经流量控制阀FIC002/4控制流量，依次经过换008/1.2（渣油换热）、换002/3（常二线换热）、换006/5.6（减二线换热）、换007/1.2（减三线、减二中换热）、换007/3.4（减三线、减二中换热）换热至约230℃，然后第三路与第四路合流经换007/5.6（减三线、减二中换热）、换008/16（渣油换热）换热至245℃左右。

脱后原油四路合并再经换008/17.18（渣油换热）换热至260℃左右进初馏塔。

2 、初馏分馏

经与各侧线、中段回流充分换热的原油约260℃进入初馏塔进行分馏。

⑴初馏塔顶油气，从初馏塔顶馏出经冷020/1.2.3（与电脱盐注水及原油罐区加温热水换热）和空冷015/1.2 .3.4、冷023/1.2，进初顶回流罐容036进行油水、油气分离，液相油经泵041/1.2返塔作塔顶回流控制塔顶温度，调节产品质量，多余油经容036液控阀LIC302，作为石脑油经换021/1.2换热至120℃左右进稳定塔脱轻烃。液相含硫污水经容036界控阀LdIC306去含硫污水罐容005送出装置。气相部分初顶瓦斯经容036压控阀PIC303后放火炬或去二催化脱硫或进加热炉烧掉。

⑵初馏塔侧线油，初馏塔第9层塔板受液槽抽出，经侧线流量控制阀FIC302后进入常压塔第28层塔盘。

⑶初馏塔底拔头原油，从初馏塔底抽出经泵040/1.2分四路，经常压炉四路进料控制阀FIC003/1.2.3.4，进入常压炉001/1的对流室炉管、辐射室炉管加热至350~360℃进常压塔。

3 、常压蒸馏

炉001/1出口混合油气经常压炉转油线进入常压塔分馏。

⑴常顶油气

从塔顶馏出经并联的四台空冷器空冷001/1.2.3.4和四台原油换热器换012/1.2.3.4换热、冷却后进常顶回流罐容002进行油水分离。液相水经切水控制阀LdIC002，一路去常顶注水泵加压后注入塔顶馏出线和空冷001/1~4、换012/1~4入口作为常顶注水，另一路去含硫污水罐容005。液相油经泵005/1.2经流控阀FIC005打入塔顶第44层塔盘作为塔顶回流控制塔顶温度，多余油经平衡管与容002顶部未冷凝的油气分别各自流入冷002/1.2，混合冷至40℃左右进入塔顶产品罐容003进行油水分离，液相水经切水控制阀LdIC004去减顶油水分离罐容004。液相油经泵006/1.2经容003液控阀LIC003，与初顶油合流经换021/1.2进稳定塔。容003瓦斯去低压瓦斯罐容025/2去常压炉烧掉或放空。

⑵常一线油

从常压塔第37层或35层受液槽经常一线汽提塔液控阀LIC006，馏入常一线汽提塔。汽提出的轻馏分和水蒸汽一起返回常压塔36层。馏出油经泵007/1.4抽出，经换009和冷003/1.2、换010换热冷却至40℃左右，经常一线流量控制阀FIC009出装置作石脑油或柴油组分，去供油罐区或中间罐区、柴油加氢罐区。

⑶常二线油

从常压塔第25层或23层受液槽经常二线汽提塔液控阀LIC007，馏入常二线汽提塔。汽提出的轻馏分和水蒸汽一起返回常压塔第24层，馏出油用泵012.014抽出，经换002/3.2.1（原油换热）换热和空冷004/1.2冷却至60℃左右，经常二线流量控制阀FIC010出装置作轻柴油，去中间罐区或柴油加氢罐区。

⑷常三线油

从常压塔第13层受液槽馏入常三线汽提塔。汽提出的轻馏分和水蒸汽一起返回常压塔第14层。馏出油经泵013.014抽出，经换003/2.1（原油换热）换热和空冷005/1、冷005/2.3冷却至80℃左右，经常三线流量控制阀FIC011后出装置作重柴油或SSOT原料，去中间罐区或柴油加氢罐区，或去重油原料罐区。

⑸常一中回流

由常压塔31层受液槽用泵010.011抽出，分两路并联进换001/4.1（原油换热）、换003.2（原油换热）换热至120℃左右，经常一中流量控制阀FIC007后返回常压塔34层。

⑹常二中回流

由常压塔19层受液槽用泵009、011抽出，经换022作稳定塔底重沸器的热源，再经换003/4.3（原油换热）换热至150℃左右，经常二中流量控制阀FIC008后返回常压塔22层。

⑺常底重油

用泵003/1.2、泵004/3输送分四路并联，经减压炉四路进料流量控制阀FIC012/1~4，打入减压炉炉002，依次进入对流室、辐射室炉管加热至350~380℃，经减压炉转油线进入减压塔分馏。

4 、减压蒸馏

⑴减顶油气

从减压塔顶馏出经两台并联的一级抽空器（增压器）抽至四个一级冷凝冷却器冷006/1.2.3.4冷却，液体进减顶水封罐容004，不凝气由三台并联的二级抽空器抽至两台并联的二级冷凝冷却器冷007/1.2冷却，冷凝液进入减顶水封罐容004，不凝气再经两台并联的三级抽空器抽至一台三级冷凝冷却器冷008，冷凝液进入容004，气体去减压炉烧掉，凝缩油排至减顶水封罐容004。进入容004的冷凝液进行油水分离，污油用泵015间断送往中间罐区，含硫污水切至含硫污水罐容005，经泵035/1.2，通过LIC019控制含硫污水罐液位，外送三常处理。减顶瓦斯并入冷008出口瓦斯去减压炉烧掉。

⑵减一线油（减顶回流）

从减一线集油箱抽出，经减一线、减顶回流泵泵016/1.2，换004/2.1（原油换热）换热、空冷009/1冷却至80℃左右，从蜡油集合管处送出装置作重柴油或柴油加氢原料、加氢裂化原料，去中间罐区或去加氢罐区；另一部分经空冷009/2.3、水冷009/4.5冷却至50℃左右，作减顶回流打至减压塔一段填料上。

⑶减二线油（减一中回流）

从减二线集油箱抽出，一部分由减二线泵泵018、019，经换006/6.5、4.3、2.1（原油换热）换热和冷011冷却至90℃左右，从蜡油集合管处出装置作催化原料或加氢裂化原料，去催化罐区或重油原料罐区；另一部分由件一中泵泵022、020抽出，经换005/8.7、6.5、4.3、2.1（原油换热）换热至120℃左右，作减一中回流打至减压塔第二段填料上。少部分油从冷011前后抽出经封油泵泵038/1.2提压作重油机泵封油。

⑷减三线油（减二中回流）

从减三线集油箱抽出，经减三线、减二中泵泵021、020，部分作为轻洗油打到减压塔第4层填料上方，部分经换007/8.7、6.5、4.3、2.1（原油换热）换热后，其中一部分作为减二中回流，经减二中回流流量控制阀FIC015，打至减压塔第三段填料上，另一部分再经换007/9（原油换热）、换013（发生0.3MPa蒸汽）、换016（除氧水换热）换热、冷013冷却至100℃左右，从蜡油集合管处出装置作催化原料或加氢裂化原料，去催化罐区或重油原料罐区。

⑸减四线油

从减四线集油箱抽出，经减四线泵泵017.019，换014.015（发生0.3MPa蒸汽）并联换热，经减四线液控阀LIC011，再经冷010/1.2冷却至120℃左右，出装置作重油加氢原料去重油原料罐区或渣油罐区；一少部分从换014.015换热后抽出经经燃料油加热器换011、燃料油压控阀PIC007分别去常压炉、减压炉作燃料油；另一少部分从换014.015换热后抽出经泵038/3至封油线返回冷010/1.2，封油线提供给渣油泵作封油。

⑹减底渣油

从减压塔底由泵004/1.2.3抽出经换008/18.17、008/16、008/15换热后分两路，一路经换008/14.12、10.8、6.4、2.1换热，另一路经换008/13.11、9.7、5.3换热，两路合并经压控阀后一部分经冷012换热160℃左右出装置去渣油罐区或重油罐区，另一部分去北沥青作沥青原料。

5 、轻烃回收

初顶油、常顶油合流经稳定塔进料换热器换021/1.2换热至约125℃进入稳定塔，塔底以常二中提供热源的重沸器换022加热。

⑴稳定塔顶油气

从稳定塔顶馏出，经空冷016/1.2、冷019冷却至约40℃进入稳定塔回流罐容037切水，液相油经泵042/1.2一部分经塔顶回流控制阀FIC306返回塔顶，控制塔顶温度。另一部分作为轻烃出装置去三常轻烃脱硫系统后作乙烯裂解原料。液相水经切水控制阀LdIC307去含硫污水罐容005。气相部分从容037顶部经容037压控阀PIC301返回容036控制容037压力，从容036顶放火炬或去二催化脱硫。

⑵稳定塔底石脑油

从稳定塔底抽出经换021/1.2与进料换热、冷024/1.2加热原油罐区热水，再经空冷017/1.2、冷018冷却至约40°C出装置，作石脑油或重整原料去供油罐区。

⑶稳底重沸线，稳底抽出经换022返回稳定塔。

6 、烟气余热回收

从常压炉、减压炉排出的大约300～400°C 热烟气，经过顶部烟道，进入重合烟囱的一侧下行，进入废热锅炉，发生1.0MPa蒸汽。

先后经蒸汽过热器、蒸发Ⅰ段、蒸发Ⅱ段、省煤器，烟气温度降到约180°C，被引风机抽出送入80米大烟囱排空。

废热锅炉上水用北锅炉外送3.0MPa除氧水，经废热锅炉汽包容029液控阀LIC101进省煤器，进废热锅炉汽包容029，容029底部液相水自流进蒸发Ⅱ段后再进蒸发Ⅰ段加热汽化，汽液混合状态进容029，容029底部液相水进蒸发Ⅱ段再进蒸发Ⅰ段循环加热汽化，顶部汽相经过热器加热至约270°C，进装置1.0MPa蒸汽管网。

7 、低温余热回收

从原油罐区来的约50°C、0.6MPa的除盐水经进装置阀门后，分三路利用不同介质加温至约80°C后，合流经出装置阀门送回原油罐区，用来作为原油换热器的热源加热进罐前原油，减少原油罐加温蒸汽的用量，节能降耗。

一路从主线引出，与电脱盐含盐污水换热，走电脱盐含盐污水换热器换025/3、换025/2.1的壳程，换热至约80°C，返回出装置主线。

二路从主线引出，与稳底石脑油换热，经流量控制阀FIC102控制该路流量，走稳底石脑油换热器换024/2.1管程，换热至约80°C，返回出装置主线。

三路从主线引出，与稳底石脑油换热，经流量控制阀FIC101控制该路流量，分两路并联走初顶油气换热器换020/1.2的管程，换热至约80°C，两路合流后返回出装置主线。