消防初设专篇.docx
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消防初设专篇
重庆龙海石化有限公司
重油深加工综合利用项目
消防初步设计文件
大连市化工设计院有限公司
2010年月6月
目录
1.设计依据．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．
（1）
2.设计遵循的法规、标准．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．
（2）
3.工程概述．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（3）
4.装置火灾危险性分析..．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（23）
5.防火安全措施．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（33）
6.消防设计．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（53）
7.消防投资．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（56）
8.消防安全管理措施．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（56）
1．设计依据
（1）《重庆龙海石化有限公司重油深加工综合利用项目工程设计合同》
（2009年5月）；
（2）《重庆龙海石化有限公司重油深加工综合利用项目设计合同、技术附件一》。
（3）《重庆龙海石化有限公司重油深加工综合利用项目可行性研究报告》。
（4）《重庆龙海石化有限公司重油深加工综合利用项目设立安全评价报告》。
（5）《重庆龙海石化有限公司重油深加工综合利用项目安全设施设计专篇》。
（6）《重庆龙海石化有限公司重油深加工综合利用项目环境评价报告》。
（7）重庆龙海石化有限公司提供的“设计基础资料与条件”。
2．设计遵循的法规、标准
2.1消防法规
（1）《中华人民共和国消防法》（1998年）
2.2设计执行的主要技术标准规范
（1）《石油化工企业设计防火规范》GB50160-2008
（2）《建筑设计防火规范》GB50016-2006
（3）《建筑灭火器配置设计规范》GB50140-2005
（4）《火灾自动报警系统设计规范》GB50116-98
（5）《低倍数泡沫灭火系统设计规范》GB50151-92（2000年局部修订）
（6）《固定消防炮灭火系统设计规范》GB50338-2003
（7）《建筑物防雷设计规范》GB50057-94（2000年局部修订）
（8）《爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范》GB50058-92
（9）《石油化工企业可燃气体和有毒气体检测报警设计规范》SH3063-1999
（10）《化工企业静电接地设计规程》（HG/T20675-1990）
3、工程概述
3.1工程概况
（1）项目名称：
重油深加工综合利用项目。
（2）建设单位：
重庆龙海石化有限公司
（3）企业性质：
民营
（4）建设性质：
新建
（5）建设背景：
重庆市发改委在《加快构筑重庆安全可靠的能源保障体系》一文中提出，近年来，随着经济的发展，重庆市成品油消费呈逐年上升趋势。
2003年全市成品油消费总量达203万吨，其中柴油136万吨，汽油67万吨。
2007年重庆市统计局公布成品油销售量308万吨。
由于重庆市工程建设任务多，柴油消费比重大；今后，随着轿车逐步进入家庭，汽油消费的比重会逐步提高；成品油需求会呈加速增长形势，按6%增长速度计算，至2010年重庆市的规划需求量已达410万吨。
重庆市成品油来源主要是新疆、兰州，通过中石油兰成渝输油管道入渝，成渝段最大输送能力为每年250万吨，离重庆市的规划2010年需求量410万吨还有很大的缺口。
我国石油加工企业主要分布在北方和沿海地区，而西南六省区几乎没有加工能力，形成北油南运的格局；2001年10月国家正式放开重油的流通和价格，2004年起又取消了重油的进出口配额，实行进口自动许可管理，我国重油市场与国际市场己基本接轨。
资料表明，我国石油地质资源约为940亿吨，可采资源仅为135亿吨，目前探明的只有24%，人均石油资源占有量仅为世界平均水平的1/16。
“八五”以来，我国石油产量年均增长率为1.7%，消费量的年均增长率却为4.99%，供求矛盾逐年恶化。
从1993年起，我国已成为石油的净进口国；2000年我国原油净进口量高达6000万吨，占当年石油消费总量的26.28%，作为石油制品的轻质油，在我国的消费也呈快速增长态势。
全国轻质油消耗量从1991年的6618万吨增至2000年的11040万吨，10年增长了66.5%。
据中石油预测，今后多年，我国的轻质油消费将继续以不低于3.5%的速率递增，到2008年，我国轻质油消费总量已达14535万吨。
随着我国社会经济飞速发展,石油资源已凸显短缺，轻质油市场供应紧张。
而国内炼油企业一次加工后所剩的重质油除部分再利用外,大部分重质油均作为燃料油销售。
以大量重油（或渣油）为燃料将有悖于我国的能源政策，是一种严重的资源浪费；因此，通过对重油（或渣油）进行深度加工和综合利用,以生产更多的轻质油产品,符合我国既定的能源政策。
重油深加工综合利用项目位于涪陵龙桥工业园区石沱镇内，紧靠长江和渝怀铁路，运输十分便利。
主要产品为柴油、汽油、石脑油、液化气、硫磺等产品。
将填补重庆产业布局空白，改善重庆的石油化工产品供应结构，形成重庆的基础产业，符合重庆市政府十一五规划能源发展的战略方向；是加快库区产业发展、民营企业发展的重大项目；受到重庆市政府的高度重视和全力支持。
重庆龙海石化有限公司2007年7月成立，注册资金2亿元。
隶属重庆三和机械制造有限公司，该公司1983年成立，为重庆市首家民营企业。
目前拥有重庆天力建筑安装工程公司、重庆纳极贸易有限公司、重庆长久公路工程有限公司、重庆富豪水泥有限公司等多家公司，现已发展成为跨行业、多元化、集技工贸为一体的综合性企业。
（6）工艺优越性
在重油（或渣油）深度加工技术方面,延迟焦化是转化渣油（或重油）的基本手段，它工艺流程简单，技术成熟，投资和操作费用低，对各种渣油作原料的适应性大，脱碳彻底。
随着原油变重和对轻质油品需求的增大，采用热裂化方法将渣油转变成汽油、柴油、蜡油、液化气和石油焦的延迟焦化工艺越来越被人们重视。
焦化汽油、柴油通过加氢精制装置成为高品质化工轻油和优质柴油，效益十分显著。
延迟焦化工艺技术成熟，在国内外许多炼油企业有成功的操作经验，不存在技术风险。
焦化装置原料适应性强，可加工各种渣油（或重油），适合重庆龙海石化公司的原料多样性的实际情况。
（7）建设规模：
100万吨/年重油深加工综合利用项目
（8）项目建设投资：
97993万元
（9）工程总指标：
厂区用地面积（㎡）：
695014；总建筑面积（㎡）：
18897；建筑占地面积（㎡）：
9270。
建筑物火灾危险类别见表10；装置、罐区的火灾危险类别：
甲级。
3.2设计范围
本项目的装置和罐区按重油处理能力100×104t/a设计，并配套100×104t/a的原料油预处理装置、80×104t/a的汽柴油加氢装置、60t/h的污水汽提装置、3×104t/a硫磺回收装置，新设燃料油储罐20000m3四个，渣油和蜡油储罐10000m3八个、5000m3两个，液化气储罐2000m3，成品及中间原料油储罐10000m3六、5000m3四个、2000m3两个；成品油装车系统；全厂循环水、新鲜水及消防水管网；系统管廊以及变配电站；五套装置采用联合布置，以节约用地，新建联合装置控制室和变配电所。
3.3工艺技术
3.3.1100万吨/年延迟焦化装置
本项目焦化部分采用国内已有的先进焦化技术，即尽量多产汽、柴油,少产蜡油的原则。
运用一炉两塔工艺，井架式水力除焦系统，无堵焦阀技术。
吸收稳定部分采用常规四塔流程；脱硫部分采用醇胺溶剂脱硫，溶剂再生后循环使用。
液化气作为产品去罐区,干气去作为加热炉燃料。
具体如下：
（一）生产能力
焦化装置设计加工能力：
焦化循环比为1.0时，加工能力为100×104t/a。
配套的各单元的设计处理能力分别为：
干气脱硫：
10×104t/a；
液化石油气脱硫：
5×104t/a；
（二）原料来源及产品去向
1．原料
焦化原料为减压渣油。
2.产品方案：
本项目主要产品方案为：
焦化柴油、焦化汽油、焦化蜡油、液化气和石油焦。
项目全厂总物料平衡及去向见表-1:
全厂总物料平衡表表-1
物料
数量（万吨/年）
去向
一.原料
1.渣油
50
2.180号燃料油
100
3.氢气
0.77
合计
150.77
二.产品
1.液化石油气
3.05
出厂销售
2.石脑油
19.18
作为化工原料出厂销售
3.柴油
58.5
加氢精制柴油出厂外销
4.蜡油
35.67
出厂销售
5.石油焦
23.41
出厂销售
合计
139.81
三.燃料气
1.干气
6.22
各装置作燃料气
四.甩油+损失
1.94
五．硫磺
2.8
出厂销售
总计
150.77
（三）工艺流程简介
1．延迟焦化部分
原料渣油自原料油罐区进原料缓冲罐（D-1001）,经原料泵（P-1001/A.B）送至柴油-原料油换热器（E-1005）、蜡油-原料油换热器（E-1008）换热189℃后，分两路经塔底0，5层进料控制阀后打入焦化分馏塔C-1002的0，5层换热段，与来自焦炭塔（C-1001/A.B）顶的420℃热油气接触换热。
原料油中蜡油以上重馏分与热油气中被冷凝的循环油一起流入塔底，在315℃下经过滤器SR-1002/A.B用加热炉进料泵P-1002/A.B抽出去焦化加热炉F-1001加热。
在入炉前分六组进料，分别在对流室前、辐射室前、辐射室注3.5MPa蒸汽，以防止炉管结焦。
经过加热炉对流段、辐射段物料被快速加热到496-500℃后通过四通阀进入焦炭塔C-1001/A.B底部。
从加热炉出来的高温油气在焦炭塔内由于高温和长停留时间，产生裂解、缩合等一系列反应，最后生成焦炭和焦化油气。
焦炭结聚在焦炭塔内，高温的焦化油气经蜡油急冷后进入分馏塔（C-1002）换热板下。
从焦炭塔顶流出的420℃热油气在分馏塔换热段与原料油换热后，循环油流入塔底，其余大量油气经10层换热板进入集油箱以上分馏段。
从下往上分馏出重蜡油、蜡油、柴油、汽油和富气。
分馏塔底循环油（315℃）经过滤器SR-1003后，用塔底循环油泵P-1003打循环以防止塔底结焦。
重蜡油自重蜡油集油箱（361℃）由重蜡油泵（P-1009/A.B）抽出，至吸收稳定作稳定塔底重沸器（E-1206）及解析塔底重沸器（E-1202）的热源，再进蜡油-原料油换热器（E-1008）与原料油换热至210℃后，至蜡油蒸汽发生器（E-1007）作为其热源后，分成二路：
一路作回流，分别返回到集油箱下和分馏塔第13层塔板，以调节集油箱气相温度,另一路经与蜡油-脱氧水换热器（E-1010）换热及蜡油空冷器（A-1004）冷却到90℃后分三路：
一路作为产品送出装置，另一路去焦碳塔（C-1001/A.B）顶作为急冷油，还有一路去封油冷却器E-1012冷却后进封油罐D-1007作机泵封油。
中段回流从第20层塔板（307℃）由中段回流泵（P-1005/A.B）抽出，经中段回流蒸汽发生器（E-1003）管程，换热到210℃后返回到22层塔板作回流。
柴油从第23层塔板（221℃）自流至柴油汽提塔（C-1003），经蒸汽汽提后其汽提蒸汽返回到分馏塔第23层塔板气相空间，汽提由柴油泵P-1010/A.B抽出，至柴油．原料油换热器（E-1005）与原料油换热，被换热到140℃，又经富吸收油换热器（E-1006A.B）与富柴油换热到122℃，再经柴油空冷器（A-1003/A.B）及柴油水冷器（E-1004/A.B）冷却到40℃后分二路：
一路作柴油产品出装置；另一路至吸收稳定再吸收塔（C-1204）顶作吸收剂，白再吸收塔（C-1204）塔底返回的富吸收柴油经富吸收油换热器（E-1006/A.B）与柴油换热到129℃后返回分馏塔作柴油回流。
分馏塔顶循环回流自32层（129℃）经分馏塔顶循环回流泵（P-1004/A.B）抽出，送到到顶顶循环．软化水换热器（E-1202）换热后，经分馏塔顶回流空冷器（A-1002/A~H），冷却到55℃返回分馏塔35层，控制塔顶温度。
分馏塔顶油气（108℃）在挥发线上注入氨水、缓蚀剂、含硫污水后经分馏塔顶空冷器（A-1001/A~J）及分馏塔顶水冷器（E-1001/A~F），冷却到40℃，进入分馏塔顶油气分离罐（D-1002），分离罐项部的焦化富气去富气压缩机（K-1201）。
底部汽油经汽油泵（P-1007/A.B）送至吸收稳定部分的吸收塔（C-1201）。
底部的含硫污水经含硫污水泵（P-1008/A.B）压送后分三路：
一路打入分馏塔顶气相线上；另一路送到富气空冷器入口（A-1201/A.B），还有一路出装置。
焦炭塔小吹汽来的油气经大油气线进分馏塔分馏。
焦炭塔大吹汽，给水冷焦产生的大量蒸汽及少量油气进入接触冷却塔下部，从顶部打入蜡油馏分洗涤下油气中的柴油馏分。
重油在塔底用接触冷却塔底泵（P-1015/A.B）抽出，经水箱冷却器（E-1011/A.B）冷却后，一部分作重油段顶回流，控制顶部气相温度；另一部分去分馏塔回炼或送出装置。
塔顶油气及总管来的乏气直接进入接触冷却塔顶空冷器（A-1005/A~H）。
顶部水蒸汽及少量轻烃经空冷器A-1005/A~H、接触冷却塔顶水冷器（E-1009/A~D）冷却到40℃，进入接触冷却塔顶油气分离罐（D-1006），分出的污水由污水泵（P-1013）送入隔油池或酸性水汽提处理，另一部分作水洗段回流，控制塔顶温度。
接触冷却塔顶分液罐顶部的不凝气直接排入火炬系统。
焦炭塔瓦斯预热过程中冷凝下的甩油，从焦炭塔底流到甩油罐（D-1005）。
自甩油罐底出来的甩油经过滤器（SR-1001/A.B）后用甩油泵（P-1012/A.B）抽出后分二路：
一路去分馏塔回炼，另一路经水箱冷却器（E-1011/A.B）冷却后出装置。
焦炭塔切焦用的高压水，由高压水泵（P-1016）送出，经三位控制阀送到水力切焦器切焦。
焦炭塔底出来的切焦水经过储焦池、一沉淀池、二沉淀池，用切焦水提升泵（P-1033/A.B）送至切焦水储罐，作切焦用水。
焦炭塔冷焦水（冷焦溢流水+冷焦放空水）去冷焦水隔油罐（D-1031/A.B），用冷焦热水泵（P-1031/A.B）抽出，送往冷焦水空冷器（A-1006/A~H）进行冷却，最后冷却后的水返回至冷焦水储水罐（D-1032）待焦炭塔冷焦时使用。
冷焦水隔油罐隔出的污油进入污油罐（D-1034），用冷焦水污油泵
（P-1034/A.B）抽出进行回炼或出装置。
2．吸收稳定及脱硫部分
自延迟焦化部分来的富气进入气压机入口分液罐（D-1205），顶部富气至富气压缩机（K-1201），底部为凝缩油。
富气经压缩机压缩至1.5MPa（g），分离出部分凝缩油后与水洗水混合洗涤，经富气空冷器（A-1201/A.B）冷至50℃。
冷后富气与吸收塔（C-1201）底饱和吸收油、解吸塔（C-1202）顶气混合经富气冷却器（E-1201/A.B）冷至40℃进入高压凝缩油罐（D-1202）。
其项部富气进入吸收塔底部，底部凝缩油由解吸塔进料泵（P-1201/A.B）抽出，进入解吸塔顶部。
自焦化分馏部分来的粗汽油进入吸收塔顶第31层塔盘作吸收剂，部分稳定汽油进入吸收塔顶第34层塔盘作补充吸收剂。
压缩富气白吸收塔底进入，经34层单溢流塔盘与吸收剂逆向接触。
该塔设二个中段回流，一中段回流油由吸收塔一中段回流泵（P-1204/A.B）抽出，经吸收塔一中段回流冷却器（E-1202/A.B）冷至40℃返回吸收塔23层塔盘。
二中段回流油由吸收塔二中段回流泵（P-1207/A.B）抽出，经吸收塔二中段回流冷却器（E-1208/A.B）冷至40℃返回吸收塔10层塔盘。
吸收后的贫气自塔顶逸出，进入再吸收塔（C-1204）。
吸收柴油自焦化柴油水冷器（E-1004/A.B）来，进入再吸收塔顶部。
贫气自下而上经30层单溢流塔盘与吸收柴油逆向接触，塔底凝缩油至焦化分馏塔，塔顶干气至干气分液罐（D-1301），白再吸收塔（C-1204）塔底返回的富吸收柴油至焦化富吸收油换热器（E-1006/A.B）。
吸收塔底饱和吸收油由吸收塔底泵（P-1202/A.B）抽出与富气空冷器（A-1201/A.B）后富气混合。
高压凝缩油罐（D-1202）底部凝缩油由解吸塔进料（P-1201/A.B）抽出，进入解吸塔（C-1202）项部。
在解吸塔中饱和吸收油白上而下，经30层单溢流塔盘，逐渐升温，解吸其中含有的C2以下组分，到达塔底成为脱乙烷汽油。
解吸塔塔底重沸器（E-1203）由焦化蜡油供给热量作为全塔热源。
解吸塔顶气与富气空冷器后富气混合。
塔底脱乙烷汽油由稳定塔进料泵（P-1205/A.B）抽出，经稳定塔进料换热器（E-1204/A.B）与稳定汽油换热后进入稳定塔中部24层塔盘。
稳定塔顶逸出气态烃分两路，一路经稳定塔顶冷却器（E-1207/A.B）冷至40℃后进入稳定塔顶回流罐（D-1204），另一路经热旁路调节阀直接进D-1204，以控制稳定塔顶压力。
D-1204底液化气由稳定塔顶回流泵（P-1206/A.B）抽出分两路，一路作为稳定塔顶回流，另一路至液化气脱硫塔（C-1302）。
稳定塔底重沸器由焦化蜡油供热作全塔热源，脱乙烷汽油经稳定塔分馏后，塔底脱除丁烷以下组分，成为稳定汽油。
稳定汽油经稳定塔进料换热器（E-1204/A.B）、稳定汽油空冷器（A-1202/A.B）、稳定汽油冷却器（E-1205/A.B）冷却至40℃，由稳定汽油泵（P-1203/A.B）一部分作为产品出装置，一部分作为补充吸收剂，送入吸收塔顶。
自再吸收塔（C-1204）顶来的干气，进入干气分液罐（D-1301），在罐内除去携带的重烃，进入干气脱硫塔（C-1301）底部。
干气白下而上经22层单溢流塔盘与从塔顶流下的贫胺液逆向接触，干气中的酸性物质H2S、C02被胺液吸收。
脱除酸性气后的干气进入位于干气脱硫塔上方的干气溶剂沉降罐（D-1302），分离携带的胺液，净化后干气进入全厂燃料气系统。
自吸收塔顶来的液化烃，进入液化气脱硫塔（C-1302）底部。
经13层筛孔塔盘与从塔顶流下的贫胺液逆向接触，液化气中H2S被胺液吸收。
净化后的液化气从塔顶溢出，经液化烃溶剂沉降罐（D-1303）分离携带的胺液，再经烃碱混合器（M-1302/A.B），液化烃碱洗罐（D-1310）分离携带的碱液后进入烃水混合器（M-1301/A.B）水洗，再进液化烃水洗沉降罐（D-1311）分离携带的水后的脱硫液化烃出装置。
从干气脱硫塔和液化气脱硫塔底流出的富胺液经塔底液控阀减压后进入富液闪蒸罐（D-1304），在低压下闪蒸出溶解的轻烃。
闪蒸后的富液由富液泵（P-1302/A.B）抽出，经闪蒸后贫富液换热器（E-1302）与富液再生塔（C-1303）底贫液换热至90℃，进入C-1303顶部。
C-1303为富胺液解吸再生塔，解吸所需热量由再生塔底重沸器（E-1305）提供。
E-1305所用热源为经减温减压的0.3MPa、143℃的低压蒸汽。
脱除酸性气后的贫胺液自塔底流出，经闪蒸后贫富液换热器（E-1302）、闪蒸前贫富液换热器
（E-1301）、贫液冷却器（E-1303/A.B）冷至40℃，进入溶剂贮罐（D-1308）。
贫胺液由贫液泵（P-1301/A.B）从D-1308中抽出，分两路分别进入C-1301、C-1302顶部循环使用。
酸性气自富液再生塔顶逸出经再生塔顶冷却器（E-1304/A.B）冷至40℃进入再生塔顶回流罐（D-1306）。
罐内冷凝液由再生塔顶回流泵（P-1303/A.B）抽出作C-1303塔顶回流。
D-1306顶酸性气出装置。
3.3.280万吨/年加氢精制装置
本项目加氢部分的工艺技术是非常成熟的技术，本次拟建的加氢装置借鉴了国内加氢装置的先进技术，采用炉前混氢加氢精制工艺，生产汽柴油的加工方案。
具体如下：
（一）生产能力
汽、柴油加氢精制装置设计加工能力：
加工能力为80×104t/a。
（二）原料来源及产品去向
1．原料
汽、柴油加氢装置的原料为焦化汽油和焦化柴油。
2.产品方案：
本项目主要产品方案为：
精制石脑油、精制柴油。
项目主要产品产量及去向见表-2:
主要产品表-2
序号
产品名称
产量（104t/a）
去向
1
精制柴油
58.5
出厂销售
2
精制石脑油
19.18
出厂销售
合计
77.68
（四）、工艺流程简述
（1）反应部分
从装置外来的催化柴油、焦化部分来的焦化柴油和吸收稳定部分来的稳定汽油经过静态混合器混合后，再经过加氢进料过滤器过滤后进入原料缓冲罐（设有氮气保护，防止原料氧化），再由反应进料泵抽出升压后，先与精制柴油在换热后与氢气混合，再与加氢精制反应产物进行换热，然后经加热炉加热至要求温度，自上而下流经加氢精制反应器。
在反应器中，原料油和氢气在催化剂作用下，进行加氢脱硫、脱氮、烯烃饱和等精制反应。
从加氢精制反应器出来的反应产物与混氢原料及低分油换热后，再进入反应产物空冷器，冷却至55℃左右进入反应产物后冷器，冷至45℃左右进入高压分离器进行油、水、气三相分离。
为了防止加氢反应生成的硫化氢和氨在低温下生成铵盐，堵塞空冷器，在空冷器前注入脱氧水。
高压分离器顶气体经循环氢压缩机升压后，与经压缩后的新氢混合，返回到反应系统。
从高压分离器中部出来的液体生成油，减压后进到低压分离器中，继续分离出残余的水。
油相去分馏部分。
从高压分离器及低压分离器底部步出来的含硫含氨污水经减压后，送出装置处理。
（2）分馏系统
低分油经与反应产物换热后，进入生成油脱硫化氢汽提塔。
通过经炉加热的过热蒸汽进行汽提。
塔顶油经空冷器、水冷器冷凝冷却到40℃，进入塔顶回流罐。
液体
作为塔顶回流。
含硫气体和低分气一起送到焦化装置进行脱硫或火炬系统。
从塔底出来的脱硫化氢油直接进入分馏塔。
分馏塔顶油气经分馏塔空冷器和分馏塔顶后冷器冷凝冷却到40℃，进入塔顶回流罐，罐顶少量油气至放火炬系统，罐底轻石脑油用塔顶回流泵抽出，一部分作为回流打入分馏塔顶部，另一部分作为产品（石脑油）送出装置。
分馏塔底由分馏塔底重沸炉提供热量，精制船用燃料油组分从塔底扣出后，经精制油泵升压与原料油换热后，再经空冷器、后冷器冷却至40℃，作为产品送出装置。
（3）酸性水汽提
装置外来的酸性水，进入原料水脱气罐，脱出的轻油气送至火炬系统。
脱气后的酸性水进入原料水罐沉降脱油后进入原料水罐。
自原料水罐脱出的轻污油自流至地下污油罐，经地下污油泵间断送出装置。
除油后的酸性水经原料水泵加压后分为两路：
其中一路经冷进料冷却器冷却后进入主汽提塔顶，另一路经原料水－净化水一级冷凝冷却器和原料水－净化水换热器，分别与侧线气、净化水换热至150℃后，进入主汽提塔的第1层塔盘。
塔底用1.0MPa蒸汽加热汽提。
侧线气由主汽提塔第17层塔盘抽出，经过三级冷凝冷却（第一级为与原料水换热冷却、第二级为循环水冷却、第三级为循环水冷却）和三级分凝后，得到浓度高于97%（V）的粗氨气，经一、二级分凝液经冷却后，再经过压缩机压缩后以液氨出装置。
汽提塔底净化水与原料水换热后，再经过净化水冷却器冷却，排至排水管网；汽提塔顶酸性气经冷却、分液后专线送至硫磺回收装置。
原料水罐顶部设置氮封系统，抑制有害气体对环境的污染。
开工初期，净化水可通过开工循环线返至原料水罐，实现内部循环，直到净化水合格为止。
3.3.3原料油预处理装置
1.工艺方案
本装置采用原料油拔头（初馏），常压蒸馏及减压蒸馏三段分
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