石油炼制工艺流程

1、石油炼制工艺流程、二、常减压流程约45r的原油由油品罐区进入装置边界，经原油泵（P-1/1,2）升压后先与初顶油气 换热（E1-1/14）后与常顶循（E2-1/1,2）换热至约70r，然后分三路进入换热网络换热升 温至约130r，依次注破乳剂、水（合注），经静态混合器（M-1/3）充分混合后进入一级 电脱盐罐（D-1/3、4）进行第一次脱盐，接着分两路进入并联的二级电脱盐系统（D-1/1,2） 进行第二次脱盐脱水，每路分别依次注入破乳剂、水（合注）并经静态混合器（M-1/12） 充分混合。经两级电脱盐脱水后的原油再分三路继续进入换热网络，再进入脱盐原油一常重 油换热器（E21-1A/1、2）继

2、续换热至246C左右进入初馏塔（C-1）。塔顶油气经原油一初 顶油气换热器（E1-1/14）冷却至约90C后再进入初顶后空冷器（EC-9/15）和初顶水冷 器（EW-15/1,2）冷却至40C，然后进入初顶回流产品罐（D-25）。原油一初底油（E1-1/1 4）前后增加了跨线，如果初顶系统压降较大，可将该组换热器切出，初顶油气由塔顶直接 进入空冷器，以降低塔顶压力。冷凝分离后的油品经初顶回流产品泵（P-33/1,2）抽出后将 部分油送回C-1顶作为冷回流，其余部分与常顶油一起送往油品罐区或两套催化装置。初馏 塔底的初底油经初底泵（P-2/1,2）分三路进入换热网络继续换热至约308C（计算值）

3、，进入2 台常压炉加热至363C到常压塔（C-2）进行分馏。此处F-1/1与F-1/2的流量分配比例约为 70%： 30%。常压塔顶油气和水蒸汽进入常顶空冷器（EC-1/16）和常顶热媒水换热器（E1-2/1,2）、 水冷器（EW-13/1,2），冷至40C后入常顶回流及产品罐（D-2）。常顶油用常顶回流产品泵 （P-4/1,2）送出，部分作为产品与初顶油一起送往油品罐区或两套催化装置，其余部分送回C-2顶作为冷回流。从常顶回流产品罐（D-2）排出的不凝气与初顶不凝气一起经燃料气分 液罐（D-16）分液后引至压缩机进行升压，外送催化装置。如处理压缩机，则作常压炉燃 料烧掉或外排低瓦管网。常压塔

4、有四个侧线产品。常一线由42层抽出约163C流入常压汽提塔（C-3）上段， 经汽提后由常一线泵（P-6/1,2）抽出经常一线空冷器（EC-2）、常一线水冷器（EW-1）冷却 至40C出装置。常二线由24层抽出约202C流入常压汽提塔（C-3）中段，经汽提后由常二 线泵（P-7/1,2）抽出经原油一常二换热器（E3-1/1,2）、常二线空冷器（EC-3）、常二线水冷 器（EW-16）冷却至50C，经过常二线电精制罐（D-5）碱洗电精制合格后送出装置。常三 线由14层抽出约270C流入常压汽提塔（C-3）下段，经汽提后由常三线泵（P-8/1,2）抽出 经原油一常三（一）换热器（E5-1/1,2）、

5、原油一常三（二）换热器（E5-2/1,2）、原油一常 三（三）换热器（E5-3）、常三线一软化水换热器（E-20/1,2）、常三线空冷器（EC-7/1,2） 冷却至50C部分送入常三线电精制罐（D-7），经碱洗电精制合格后出装置；部分常三线油 送入加氢装置作为原料。常四线由常四线泵（P-19/1,2）从常压塔（C-2）第5层约350C下 抽出，经初底油一常四（一）换热器（E7-1）、原油一常四（二）换热器（E7-2）、常四线水 冷器（EW-3）冷却至60C，部分常四线作为装置内机泵封油，剩余部分出装置，常四线直 供催化装置时，水冷器（EW-3）单独冷却机泵封油，其余高温常四线自流量计FIQ31

6、4后引 出分支管线，与减一线和减五线合并直供催化装置。常压塔设有三个循环回流。常顶循环回流由常顶循泵（P-9/1,2）由48层在138C下 抽出，经原油一常顶循换热器（E2-1/1,2）换热至96C返回至常压塔50层。常一中回流由 常一中泵（P-10/1,2）从20层在228C下抽出，分别经原油一常一中（一）换热器（E4-1/1,2）、 原油一常一中（二）换热器（E4-2/1,2）、原油一常一中（三）换热器（E4-3/1,2）换热至168C 后混合返回常压塔22层。常二中回流由常二中泵（P-11）从10层在329C下抽出，经初底 油一常二中（一）换热器（E6-1）、初底油一常二中（二）换热器（

7、E6-2/1,2）换热至249C 返回至常压塔12层。常压塔底重油由常底泵（P-3/1,2）抽出，一部分直接进入减压炉（F-2）加热至约383C 左右进入减压塔（C-4）；另一部分经初底油一常压重油（一）换热器（E21-1/1,2）、脱后原 油一常压重油（一）换热器（E21-1A/1,2）、初底油一常压重油（二）换热器（E21-2/1,2）、 初底油一常压重油（三）换热器（E21-3/1,2）、原油一常压重油（四）换热器（E21-4/1,2）、 原油一常压重油（五）换热器（E21-5/1,2）、原油一常压重油（六）换热器（E21-6/1,2）、原 油一常压重油（七）换热器（E21-7）换热，大

8、部分直供两套催化装置，少量送油品罐区。减顶油气经一级抽空器（EJ-1/1,2），一级冷凝器（EC-4/14）、二级抽空器（EJ-2/1,2）、 二级抽空冷凝器（EC-5/18）、三级抽空器（EJ-3/1,2）、三级抽空冷凝器（EC-6/14 ）后 不凝气经燃料气分液罐（D-22）与初常顶瓦斯合并去压缩机或减压炉（F-2）作燃料烧掉。 自EC-4/14、EC-5/18、EC-6/14冷凝下来的油和水进入减顶分水罐（D-20），减顶油 由减顶油泵（P-21/1,2）抽出后送出装置。减顶冷凝水自流至装置内的冷凝水罐D-32），与 初常顶分水罐分出的水一起由减顶冷凝水泵（P-32/1,2）抽出，送至装

9、置外含硫污水汽提部 分。减压塔设有五个侧线产品。142C的减一线由减一线及减顶回流泵（P-22/1,2）自减压 塔第I层填料下集油箱抽出，经原油一减一换热器（E8-1/1,2）、减一空冷器（EC-8）、减一 水冷器（EW-4）冷却至50C分为两路，一路直接出装置，另一路作为减顶回流返回减压塔 第I段填料上部，当减一线直供催化装置时，自EC-8前引出分支管线，经过液控阀LIC301B, 流量计FIQ336,与常四线和减五线合并直供催化装置。减二线由第III层填料下集油箱抽出 在266C流入减压闪蒸塔（C-5）上段，经汽提后减二线泵（P-24/1,2）抽出，经原油一减二 （一）换热器（E10-1）

10、、原油一减二（二）换热器（E10-2/1,2）、减二线水冷器（EW-5）冷 却至80C出装置。减三线由第V层填料下集油箱抽出在312C流入减压闪蒸塔（C-5）中段， 经汽提后由减三线泵（P-26/1,2）抽出，经原油一减三（一）换热器（E12-1/1,2）、原油一减 三（二）换热器（E12-2/1,2）、减三线-热媒水换热器（EW-6/1）、减三线水冷器（EW-6/2） 冷却至80C出装置。减四线由第VI层填料下集油箱抽出在342C流入减压塔闪蒸塔（C-5） 下段，经汽提后由减四线泵（P-27/1,2）抽出，经初底油一减四（一）换热器（E13-1/1,2）、 原油一减四（二）换热器（E13-2

11、/1,2）、减四线-热媒水换热器（EW-7/1）、减四线水冷器（EW-7） 冷却至80C出装置，另一部分减四线自减四线集油箱自流入第VII段填料的顶部作为净洗 油。减五线由减五线泵（P-28/1,2）从第VII层填料下集油箱在367C下抽出，经初底油一 减五（一）换热器旧14-1/1,2）、原油一减五（二）换热器E14-2）、减五线水冷器（EW-8） 冷却至90C出装置，当减五线直供催化装置时，甩掉EW-8，自流量计FIQ321后出分支管 线，与常四线和减一线合并直供催化装置。由减压塔闪蒸塔（C-5）上段汽提出的减二油气、中段和下段汽提出的减三、减四油 气分别进入减压塔减二、三、四线气相返回口

12、。减压塔（C-4）设有两个中段回流。减一中段回流由减一中泵（P-23）从第II层填料 下集油箱在235C下抽出，经减一中一除氧水换热器（E-102）、原油一减一中换热器（E9-1/1,2） 换热至175C返回至减压塔第II层填料顶部。减二中段回流由减二中泵（P-25/1,2）从第V 层填料下集油箱在312C下抽出，经初底油一减二中（一）换热器（E11-1/1,2）、初底油一 减二中（二）换热器（E11-2/1,2）、初底油一减二中（三）换热器（E11-3/1,2）、原油一减二 中（四）换热器（E11-4/1,2）换热至232C返回至减压塔第V层填料顶部。减压渣油（温度为367C ）由减渣泵（P

13、-29/1,2）抽出分为两路，一路去E-101发生蒸 汽后进入燃料油系统。另一路经初底油一减渣（一）换热器（E15-1/1,2）、初底油一减渣（二） 换热器（E15-2/1,2）、初底油一减渣（三）换热器（E15-3/1,2）、初底油一减渣（四）换热器 （E15-4/1,2）、原油一减渣（五）（E15-5/1,2）换热至约227C后抽出一股渣油物流去动力锅 炉，其余减渣再经原油一减渣（六）（E15-6/1,2）换热至183C后再抽出二股渣油物流分别 去焦化和丙烷脱沥青装置，其余减压渣油继续经原油一减渣（七）换热器E15-7）、原油一 减渣（八）换热器（E15-8/1,2）换热至144C后，减渣

14、再经减渣水箱冷却器（EW-9/1,2）及 减渣水冷器（EW-9/3,4）冷却至100C出装置。本装置自产0.4Mpa （绝）蒸汽，经减压炉（F-2）过热后（380C ）作本装置汽提蒸汽 和伴热蒸汽。为了减少设备腐蚀，本装置采用了 “一脱三注”的方法。利用电脱盐罐进行脱盐脱水，在 各级电脱盐之前注破乳剂、水（两种合注），在初馏塔、常压塔顶馏出线和减压塔顶抽空器 出口管线分别注入缓蚀剂、氨水和水。装置内并设置了破乳剂、缓蚀剂和电精制用碱液的配 置系统。（以上参数均为设计数值）。四、催化流程反再系统1.反应部分混合蜡油和常（减）压渣油分别由罐区原料罐送入装置内的静态混合器 （D-214）混合均匀后，

15、进入原料缓冲罐（D-203/1），然后用原料泵（P-201/1.2）抽 出，经流量控制阀（8FIC-230）后与一中回流换热（E-212/1.2），再与油浆 （E-201/1.2）换热至170220C，与回炼油一起进入静态混合器（D-213）混合 均匀。在注入钝化剂后分三路（三路设有流量控制）与雾化蒸汽一起经六个进料喷 嘴进入提升管，与从二再来的高温再生催化剂接触并立即汽化，裂化成轻质产品 （液化气、汽油、柴油）并生成油浆、干气及焦炭。新增焦化蜡油流程：焦化蜡油进装后先进焦化蜡油缓冲罐（D-203/2），然 后经焦化蜡油泵（P-201/3.4）提压至1.3MPa后分为两路：一路经焦化蜡油进提

16、升管控制阀（8FIC242）进入提升管反应器的回炼油喷嘴或油浆喷嘴，剩余的焦 化蜡油经另一路通过D-203/2的液位控制阀（8LIC216）与进装蜡油混合后进入 原料油缓冲罐（D-203/1）。新增常压热渣油流程：为实现装置间的热联合，降低装置能耗，由南常减 压装置分出一路热常渣（约350C），经8FIQC530直接进入D-213 （原料油与回 炼油混合器）前，与原料混合均匀后进入提升管原料喷嘴。反应油气、水蒸汽、催化剂经提升管出口快分器分离出大部分催化剂，反 应油气经过沉降器稀相沉降，再经沉降器（C-101）内四组单级旋风分离器分离出 绝大部分催化剂，反应油气、蒸汽、连同微量的催化剂细粉经大

17、油气管线至分馏 塔人档下部。分馏塔底油浆固体含量控制6g/L。旋分器分出的催化剂通过料腿返回到汽提段，料腿装有翼阀并浸没在汽提 段床层中，保证具有正压密封，防止气体短路，汽提蒸汽经环形分布器进入汽提 段的上中下三个部位使催化剂不仅处于流化状态，并汽提掉催化剂夹带的烃油 气，汽提后的催化剂通过待生滑阀进入一再催化剂分布器。3.再生部分第一再生器在比较缓和的条件下进行部分燃烧，操作压力为0.150.25MPa(表)，温度660690C，在床层中烧掉焦炭中绝大部分氢和部分碳。由 于有水蒸汽存在，一再温度要控制低一些，以减轻催化剂的水热失活。烧焦用风 分别由一再主风及过剩氧较高的二再烟气提供。从一再出

18、来的半再生催化剂通过半再生滑阀进入二再下部，并均匀分布。 二再压力在0.27MPa(表)，720760C温度下操作，催化剂上剩余碳用过量的氧 全部生成CO9。由于一再烧掉绝大部分氢，从而有效降低了二再水蒸汽分压，使 2二再可在较高的温度下操作。二再烟气由顶部进入一再，热再生催化剂从二再流 出，通过再生滑阀进入提升管底部，实现催化剂的循环。5.外取热部分为维持两器热平衡，增加操作灵活性，在一再旁设置可调热量的外取热器。 由一再床层引出的高温催化剂(660690C)流入外取热器(C-104)经取热列管自 上向下流动，取热管浸没于流化床内，管内走水。取热器底部通入流化风，以维 持良好流化状态，实现流

19、化床催化剂对直立浸没管的良好传热。经换热后的催化 剂温降150C左右，通过外取热下滑阀流入二再底部。外取热器用的除氧水自余热炉来，进入汽包(D118)，与外取热器换热出 来的汽水混合物混合传热并进行汽液分离后产生3.9MPa(绝)饱合蒸汽送至余热锅炉进行过热。汽包里的饱和水由循环水泵(P 103/1-3)抽出，采取强制循环方式进入外 取热器取热管束。7.主风部分一、二再烧焦用主风由主风机(K101)供给。主风机出口分出一路主风经 增压机(K-103/1.2)升压0.1MPa后作为外取热器流化风，实际生产运行中，作为 一项重要节能措施，开工至今未开增压机，外取热器流化风由主风机出口主风经 增压机

20、出入口跨线提供，通过控制适宜的外取热器藏量以保证流化风的正常进 入。三.机组系统1.三机组部分来自再生器具有一定压力的高温烟气首先进入一台多管式三级旋风分离 器，分出其中大部 分细粉催化剂，使进入烟气轮机的烟气中催化剂含量 10m颗粒基本除去，以保证烟气轮机叶片长周期运转。烟气从三 旋出来分两路：一路经事故切断闸阀和调节蝶阀轴向进入烟气轮机膨胀作功，驱 动主风机回收烟气中的压力能及热能。做功后的烟气压力从0.22MPa(表)降至 0.005MPa(表)，温度由620C降至500C，经水封罐(D-115/1)和另一旁路经双动 滑阀调节放空的烟气汇合后进入CO焚烧炉余热锅炉回收烟气中的化学能和 热

21、能，发生3.9MPa(绝)、410C的过热蒸汽，烟气经CO焚烧炉余热锅炉后 的温度降至200C后排入烟囱。为了维持三旋系统的压力平衡，约35%的烟气夹带着三旋回收下来的催 化剂细粉从细粉收集罐顶经临界流速喷嘴排入烟囱。此喷嘴在烟气接近临界流速并含有一定量催化剂细粉的条件下使用，其喷嘴采取了耐磨措施。3.气压机组部分由分馏塔顶油气分离器(D 201)来的富气，压力0.170.25MPa(a)，流量 650700Nm3/Min、温度45C，经气压机入口 Dg700的事故切断阀蝶阀进入一段 压缩，压缩至0.340.557MPa(绝)，进入级间冷却器(E-301)。为防止在冷却器 中形成氨盐结晶和除去

22、部分H)等有害物质，在压缩富气进入冷却器前注入洗涤 用净化水，流量约8000kg/h。气体经冷却器冷至40C进入级间分液罐(D-305) 进行气液分离。气相进入气压机进行二段压缩，至1.081.8MPa(a)，然后经 Dg350事故切断闸阀去吸收稳定部分D-305中凝液由凝液泵(P-310/1-3)打入吸 收稳定凝缩油罐(D-301)或自压至分馏单元粗汽油罐(D-201)，含硫污水则自 压至含硫污水罐(D-207)。蒸汽透平用3.33.5MPa(a)、400410C过热蒸汽驱动，直接变为凝结水， 用凝结水泵(P-311/1.2)打至软化水罐(D-208)或进入锅炉除氧器。为防止气压机飞动，在气

23、压机一、二段均设有防喘振控制器，并共用一个 防喘振调节阀。该系统的防喘振控制线是根据气压机流量及进出口温度、压力、 气压机转速等六个参数经计算确定的。它能在操作点达到防喘振控制点时迅速打 开防喘振调节阀，防止喘振的发生。在正常操作时，防喘振控阀关闭。装置反应 沉降器顶压力通过气压机入口前压力间接控制，机入口压力通过调速器调节汽轮 机转速来改变富气流率，从而实现反应压力恒定的目的。考虑到紧急状态下控制 反应压力，设有富气放火炬系统，由Dg600和Dg400的大、小放火炬蝶阀各一个。五.锅炉系统本装置设置了两台CO焚烧炉一余热锅炉，型号为CG-BQ84/506-68-3.82/420，此锅炉产汽量

24、为68t/h，蒸汽压力为3.82MPa,温度为420C。燃用 三种燃料，一是燃烧催化再生烟气中的一氧化碳，使排放出的烟气能满足环保要 求；二是燃烧分公司高压瓦斯（燃料气）；三是本装置油浆作为补充燃料，在高压 瓦斯系统压力较低时投用。设计每台燃烧式CO焚烧炉-余热锅炉自身产饱和汽约 46t/h，而装置外取热器产饱和汽及油浆蒸汽发生器产饱和汽共约44t/h，分二 路进锅炉过热，过热后的每一台炉发生的蒸汽约68t/h，绝大部分送出装置供全 厂使用。由于装置掺炼外油和掺渣比的提高，锅炉过热能力不足和省煤器低温腐 蚀等方面的问题日趋严重。在2001年装置大检修中对两台锅炉进行了扩能防腐 改造，采用了水热

25、媒新技术，锅炉效率得到极大提高。改造项目包括：拆除原错 列式布置的光管省煤器；将原有的省煤器系统按烟气流向分为三部分，即低低温 过热器、两组省煤器（高温段、低温段）和烟气换热器（高温段、低温段），以 上各部分均采用高效翅片管；在每台锅炉的烟气尾段增上25组固定旋转式蒸汽 吹灰器以加强吹灰；引入150C左右的低温除氧水作为水热媒介质，与锅炉各 部分进行换热；锅炉给水泵出口增设两台给水换热器，热媒水分别与锅炉上水、 外取热器和油浆蒸汽发生器上水进行换热；锅炉鼓风机出口风道增设空气预热 器，利用热媒水对空气进行加热，以提高风温，保证燃烧的稳定性并节约燃料。 外来饱和汽先进入低低温过热器，被加热到30

26、0C后再进入到锅炉的原有低、高 温过热器，同时烟气温度由476C降至426C ；锅炉上水（150C ）进入省煤器， 被加热后进入上汽包，同时烟气由426C降至285C；热媒水进入烟气换热器升 至190C后进入热媒水换热器、空气预热器，同时烟气温度由285C降至209C 进入烟囱排入大气。四、分馏系统分馏塔（C-201）共32层塔盘，塔底部装有10层人字挡板。来自沉降器的 反应过热油气进入分馏塔人字挡板底部，与顶部人字挡板返回的245260C循 环油浆逆流接触，油气自下而上被冷却洗涤。油气经分馏后得到裂解气，粗汽油， 轻柴油，回炼油和油浆。为了提供足够的内回流使塔的负荷分布均匀，分馏塔设 四个中

27、段循环回流。1.分馏塔顶油气流程分馅塔顶压力为0.20.25MPa(绝)，温度95120C油气自分馅塔顶馅出， 送至E 203/l5,与热煤水换热到80C，然后进入空气冷却器(EC-201/1-14) 冷却至60C，再进入分馅塔顶后冷器(E 209/l5)冷至40C后进入油气分离器 (D 201)分离。从D 201分离出的富气进入气体压缩机，粗汽油分两路：一路 用泵(P 203/1.2)加压后送至吸收稳定部分的吸收塔顶作为吸收剂；另一路用 P-203/3加压后又分为两路，一路打至分馅塔顶作冷回流，另一路进入提升管作 中止剂。分出的污水外送至污水汽提装置进行处理。3.轻柴油流程轻柴油由C-201

28、第21层板自流进入轻柴油汽提塔(C-202)，用1.0MPa蒸汽 汽提后，由泵(P-206/1.2)抽出，先经E-206/5.6与E-203/15来热煤水换热后， 再与E-206/1.2与除盐水换热，之后再经E-206/3.4与循环水换热至约50C后， 作为产品送出装置。贫吸收油从C-201第21层或从顶循泵入口跨线用顶循环油作吸收剂由贫吸 收油泵(P-207/1.2)抽出，首先进入换热器(E-204/1.2)，与富吸收油换热，然后 进贫吸收油冷却器(E-210/1.2)，冷却至40C后作为再吸收剂送到再吸收塔塔 顶。富吸收油与贫吸收油经E-204/1.2换热后返回分馅塔第23层塔盘或跨入顶

29、循返塔线。5.顶循环回流流程顶循环油由P-204/1.2从分馅塔第29层抽出，温度为110140C，首先 进E-202/1.2与E-203/15来热煤水换热后，再进入E-205/1.2与除盐水换热， 温度降至90C左右，再进E-205/3,或经8TIC-202热旁路返回分馅塔第32层塔盘。7.一中段循环回流流程一中油由P-205/1.2从分馏塔第18层塔盘抽出，温度为263C左右，先作 为脱吸塔底重沸器(E-303)热源，温度降至197C左右，然后进E-212/1.2与原 料油换热温度降至约160C，返回分馏塔第20层塔盘。一中回流冷却器E-211/1.2 正常情况下不投用仅作热备用。通常在处

30、理分馏塔结盐时可投用E-211/1.2中的 一组，以增加一中取热量使内回流带水洗去结盐；或当E-303不能运行时，投用 一中回流冷却器E-211/1.2将一中回流冷到160C后再返回分馏塔第20层塔盘。9.二中段循环回流流程二中自分馏塔第3层塔盘上自流至回炼油罐(D-202)，温度约354C，然后 用P-209/1.2抽出分成三部分：第一部分作为内回流返回第2层塔盘上；第二部 分作为二中回流，作稳定塔底重沸器(E-304)热源，温度降至约250 C，返回分 馏塔第5层塔盘；第三部分作为回炼油进入原料油罐(D-203/1)或直接与换后 原料混合后进入提升管。11.油浆循环回流流程油浆自分馏塔底由

31、P-210/13抽出，温度约300330C，分出一部分作 为回炼油浆直接进提升管(通常情况下油浆采取单程操作，不回炼)，大部分进 入E-208/1-4发生3.9MPa(绝)饱和蒸汽，然后进入E-201/1-2与原料换热，换 后油浆又分为两路：一路返回人字挡板上部；另一路返回分馏塔底。13.低温热系统流程系统热媒水自一催化热媒水罐经泵加压至1.2MPa，其中一路500t/h(8FIC243)、65CC8TI261)热媒水进二催化，经E-203/1-5与分馏塔顶油气换 热至89C,后分两路：一路150t/h(8FI247)经E-206/5.6与轻柴油换热至106C (8TI265),另一路350t

32、/h进入并联的E-202/1.2与顶循环油换热至101C (8TI263、8TI264)，两路热媒水合并后101C(8TI262)出装至气分装置。分馏塔低温热相关换热流程：分馏塔顶油气经E-203/1-5与热媒水换热(设 有DN700油气旁路蝶阀)，再经空冷EC-201/1-14，后经E-209/1-5循环水 (E-209/3可用除盐水)冷却进后D-201；顶循环油经E-202/1.2 (并列)与热 媒水换热，再经E-205/1.2 (重叠)与除盐水换热，后经E-205/3循环二次水冷 却后返塔；轻柴油抽出先经E-206/5.6 (重叠)与热媒水换热，再经E-206/1.2 (重叠)与除盐水换

33、热，后经E-206/3.4 (重叠)循环二次水冷却后出装。五、吸收一稳定系统1.压缩富气冷却流程从D-201出来的富气被压缩机(K-301)压缩至约1.6MPa(绝)后，与脱吸塔 塔顶解析气混合，经空冷器(EC-301/1.2)冷凝冷却至60C后，再与吸收塔底油 及由凝缩油泵(P-310/1.2)从气压机一段出口气液分离罐(D-305)抽出来的凝缩 油混合，用E-302/1-4冷凝冷却到40C后，进入油气分离器(D-301)，分离出富 气和凝缩油。为了减缓设备腐蚀，在EC-301/1.2前注入净化水洗涤。洗涤后的 污水从D-301排出至分馏塔顶做为分馏塔顶的洗涤用水，后进入D-201。3.吸收

34、流程吸收塔(C-301)位于脱吸塔(C-302)上部，操作压力为1.4MPa(绝)，平均 吸收温度在45C。从D-301来的压缩富气进入吸收塔下部，从分馏系统来的粗 汽油，以及补充吸收剂分别打入C-301的第30层及第35层塔盘，与气体逆流接 触。为取走吸收过程中放出的热量，在吸收塔中部设有两个中段回流，分别从第 26层及第15层塔盘用P-302/1.2及P-303抽出，分别经E-307/1- 2、E-308/1-2 冷却，然后返回塔的第25层和第14层塔盘。吸收塔底的饱和吸收油进入E-302/1-4前与压缩富气混合。5.再吸收流程从吸收塔顶出来的贫气进入再吸收塔（C-304）底部，与再吸收剂

35、逆流接触， 以吸收贫气中携带的汽油组分（柴油作为吸收剂）或吸收贫气中的c3、c4 （顶循 环油作为吸收剂）。再吸收塔压力为1.35MPa（绝），温度为43C。干气从C-304 出来经8PIC-303 （通常情况下不控制）后去气体脱硫单元。塔底富吸收油经与 贫吸收油换热至140C返回C-201。7.解吸流程自D-301出来的凝缩油经P-301/1.2加压后（通常情况下是自压），分为两 路，一路不经换热直接进入C-302第36层，另一路进入E-305与稳定汽油换热 至约70C，进入脱吸塔（C-302）上部第32层，塔底温度为144C，顶压为1.5 1.6MPa（绝）。C-302底重沸器E-303/

36、1由C-201 一中回流提供热源，而E-303/2 热源由1.0Mpa蒸汽提供作为补充热源。脱吸塔顶气体至EC-301/1.2前与压缩富 气混合。9.汽油稳定流程自C-302底的脱乙烷汽油至E-306/1.2与稳定汽油换热至153C进入稳定 塔（C-303）。C-303顶压力为1.3MPa（绝），塔底温度约188C，C-303底重沸器 E-304由C-201二中回流提供热源C4及C4以下组分从C-303顶馏出，经E-310/1-4 冷凝冷却至40C，进入产品回流罐（D-302），液化气用P-305/1.2加压，一部分 作为塔顶回流，另一部分送至液化气脱硫单元。塔底的稳定汽油先与脱乙烷汽油 及凝

37、缩油换热后，再用空冷器（EC-302/1、2）和E-309/1.2冷却。冷却后的稳定 汽油分四路：一部分与脱臭单元进料热旁路混合后去汽油脱硫醇单元进行精制； 另一部分经P-304/1.2加压后，一路打入C-301顶作为补充吸收剂，一路去提升 管中止剂喷嘴或汽油回炼喷嘴，还有一路自8FIC302阀组处引出去焦化装置作吸 收剂。11.轻重汽油分离系统轻重汽油分离部分的原料（稳定汽油），一路自一催化热进料来（约120 130C）,另一路自本装置稳定塔底馏出，经稳定塔进料换热器E-306与脱乙烷汽 油换热后，温度降至120130C，两路混合后进入轻重汽油分离塔C-305第十 层塔板。重汽油自C-305

38、底用重汽油泵P-307/1.2抽出后，先与D-301来凝缩油 换热（E-305 ），再经原稳定汽油空冷器（EC-302/1.2）、原稳定汽油后冷器（E-309/1.2）冷却至40C后分四路：一路作补充吸收剂进吸收塔C-301；另一 路作为重汽油加氢装置的进料出装置；第三路少部分重汽油（2025t/h）去一 催化进行精制；第四路重汽油和部分轻汽油混合后至本装置原汽油脱硫醇装置进 行精制。轻汽油自C-305顶馏出，经轻重汽油分馏塔塔顶冷凝冷却器EC-303/1 9冷到45C后，进入轻重汽油分馏塔塔顶回流和产品罐 D-316。轻汽油由泵 P-306/1.2自D-316抽出后分四路：一路返回到C-30

39、5顶部作回流；另一路至提 升管回炼降烯烃；第三路与重汽油混合后进入本装置汽油脱硫醇单元精制；第四 路部分轻汽油（1015t/h ）返回一催化装置进行精制。轻重汽油分馏塔塔底重沸器E-316以1.0MPa蒸汽作为热源，凝结水经D-314 与脱吸塔塔底重沸器E-303/2的凝结水混合（或先进入D-315脱汽后）自压至除 氧器回收。六、汽油脱硫醇系统稳定汽油在40C、0.35MPa（绝）的条件下进入脱臭单元，经静态混合器 （M-501、M-502）与浓度10%的稀碱液充分混合反应，然后进入汽油碱洗电离器 （D-501、D-502）进行予碱洗精制，在电场的作用下，分去汽油中携带的碱渣，生 成腐蚀合格的

40、电后汽油，电后汽油再与净化风、活化剂经静态混合器(M-503/1.2) 充分混合后，连续进入汽油脱臭反应器(R-501/1-3)，通过载有磺化酞菁钻催化 剂的活性炭床层，将汽油中硫醇氧化为二硫化物，从而达到脱臭的目的。从 R-501/3顶部出来的反应合格汽油为精制汽油，再进入三相分离器(D-503)，氧 化尾气自罐顶分出至酸性气火炬(通常不用)，底部排污，精制汽油自上部经计 量阀组后送至成品罐区。七.干气、液化气脱硫系统1.干气、液化气脱硫及加氢酸性气予脱硫部分含硫干气在40C、1.3MPa(绝)下，进入干气分液罐(D-601)，脱除其携带 的液滴及机械杂质，然后进入干气脱硫塔(C-601)下

41、部，在C-601内与胺液循环 泵(P-601/1.2)打入塔内的YS-93贫胺液逆流接触。干气中的HS被YS-93溶液 2吸收。脱去了HS的干气经塔内重力沉降段及丝网除沫器，分去携带的溶剂，然 2后进入D-602进一步沉降分离携带的溶剂，再经压力调节阀8PIC902后去氢提浓 装置(或直进高瓦系统)，经氢提浓装置以后的干气进入全厂高压瓦斯系统。含硫液化气在40C、1.3MPa(绝)条件下，进入液化气脱硫塔(C-602)与胺 液循环泵(P-601/1、2)打入塔内的YS-93贫胺液逆流接触，胺液为连续相，液化 气为分散相，在塔内进行液-液萃取，脱除HS，脱去HS的液化气在塔顶沉降段 22沉降分离

42、，分去携带的胺液，然后进入D-603进一步沉降分离携带的胺液，再经 压力调节阀8PIC902后送至液化气脱硫醇装置。来自加氢装置的酸性气在3035C、0.250.30MPa (绝)条件下，进入 酸性气分液罐D-614，分液后的酸性气进入予脱硫塔C-604下部，与胺液泵 (P-601/1、2)出口来的贫胺液逆流接触。脱去了大部分H2S的酸性气自予脱硫 塔(C-604)顶部出来，送至分馏塔顶油气分离器(D-201)。富胺液自酸性气予 脱硫塔(C-604)底由泵(P-604)加压后送至干气、液化气脱硫单元，与C-601、C-602底的富胺液合并后一起进行胺液再生。3.YS-93溶液再生部分从C-60

43、1、602塔底来的YS-93富溶液分别经液面调节阀后，与酸性气予脱 硫单元来的富胺液合并一起进入贫富胺液换热器(E-604)与低温位贫胺液换热， 再进入YS-93胺液加热器(E-601), YS-93富溶液由40C左右加热至80C，然后 进入YS-93闪蒸罐(D-604)闪蒸，闪蒸出来的气体与打入填料段约1.2t/h的 YS-93贫胺液逆流接触，闪蒸汽经填料段顶部的丝网除雾器，在温度 40C、 0.60MPa (绝)条件下经压力调节阀8PIC-903放入火炬管网。闪蒸后的YS-93富 溶液进入贫富胺液换热器(E-603)与再生塔底出来的高温位贫胺液换热，温度升 至约95C左右，经液位控制阀(8

44、LIC-903)进入C-603再生；再生所需的热量由 再生塔底胺液重沸器(E-602)提供，半贫胺液在120C左右自一层板下抽出斗引 出，经E-602加热部分汽化后，汽液两相一起返回C-603底部，C-603塔底出来 的贫胺液在120C、0.25MPa(绝)条件下，进入贫富胺液换热器(E-603)，与闪 蒸后的富胺液换热，再进入另一台贫富胺液换热器(E-604)与闪蒸前的富胺液 换热，然后进入贫胺液冷却器(Ew-602/1.2)，经循环水冷却后，再经C-603塔 底液位调节阀(8LIC-904)回至胺液循环罐(D-607/1.2)。胺液自D-607抽出经 泵(P-601/1.2)加压过滤后分别

45、送至C-601、C-602、D-604及C-604循环使用。5.酸性气部分由胺液再生塔(C-603)顶出来的酸性气在100107C左右、0.18MPa(绝) 条件下，经酸性气冷凝器(Ew-602/1、2)由循环水冷至40C然后进入酸性气分离 器(D-605)，分出冷凝的酸性水。分水后的酸性气在40C、0.15MPa(绝)条件下 经压力控制阀(8PIC-904)去硫磺回收装置，分出的酸性水自流返回再生塔 (C-603)。7.8.胺液的过滤部分贫胺液自D-607由循环泵(P-601/1.2)出口加压后分三部分：大部分贫胺液 先经两台精细过滤器(F-603、F-604)，将胺液中的腐蚀物过滤掉，然后

46、分别送 至C-601、C-602、D-604循环使用；另一部分直接去加氢酸性气予脱硫C-604 循环使用；第三部分约占循环量15%20%(W)的贫胺液经压力调节阀 (8PIC-002)后，先进入胺液精细过滤器(F-601 )除去胺液中的固体杂质，然后再 进入活性炭过滤器(F-602)以吸附胺液中的降解产物，过滤后的胺液返回至胺液 循环罐(D-607)或直接返回胺液循环泵(P-601/1.2)入口。当胺液过滤器前压力达0.6MPa且胺液过滤循环量低于5.0t/h时，即对过 滤器(F-601、F-602)分别进行清洗和活化再生。具体操作步骤：先将过滤器 内胺液排至胺液地下储罐(D-608)，然后用

47、除盐水和1.0蒸汽分别对过滤器进行 反复冲洗和活化再生。由于精细过滤器(F-603、F-604)设计差压不超过0.20MPa，当过滤器差 压接近0.20MPa时，应将过滤器切除处理(水冲洗及蒸汽吹扫)。由于降解物或 腐蚀物吸附能力较强，单纯依靠对过滤器进行清洗，并不能将过滤物完全处理干 净，随着时间的延长会越积越多，必须将过滤器解体后人工清洗或更换滤芯，确 保过滤器正常使用。9.胺液的加入和补水部分正常生产中由于胺液的降解、排污、跑损以及酸性气携带出部分水蒸气，因而 脱硫系统中胺液总量会逐渐减少，浓度会逐渐上升，为满足正常生产中对胺液总 量、浓度及质量的要求，必须定期向系统中加入新鲜胺液和补充

48、适量除盐水。一 般通过加剂泵每月向系统中加入34t/h新鲜胺液(胺液循环量的10%)，并通过 D-606底凝结水线与C-603跨线连续向系统补水，以满足正常生产的要求。五、六、重整流程预处理单元工艺流程说明本单元包括原料缓冲、预加氢反应、蒸发脱水、预分馏等四个工艺过程，其 目的是为重整单元提供合格原料。从装置外来的初馏点180C馏份原料油进入原料油缓冲罐（D-106）,经预加 氢进料泵（P-105）升压并与氢气增压机（K-202或K-304）来的重整产氢混合， 混合物料进换热器（E-103/1-4壳）与预加氢反应产物换热，并通过预加氢加热 炉（F-102A）加热至反应温度后，进入预加氢反应器（

49、R-101）进行预加氢反应， 反应产物再进入高温脱氯罐（R-103）。通过预加氢反应，脱除原料中的砷、铅、 铜等金属杂质及烯烃，并使硫、氮、氧、氯等非金属杂质反应生成HS、NH3、H2O、 HCl等，其中HCl在脱氯罐中被脱氯剂吸附，HS、NH、HO将在脱水塔中除去。一 .232预加氢反应产物由高温脱氯罐（R-103）出来经换热器（E-103/1-4官）与进料 换热，再经空冷（EC-102）、水冷（E-104）后进入预加氢气液分离罐（D-102） 进行气液相分离； 罐顶气即含氢气体送至氢气管网；罐底液相经换 热器 （E-105/1-3管）与蒸发脱水塔（C-102）塔底油换热后，进入蒸发脱水塔（

50、C-102）， 塔顶气经空冷（EC-103）、水冷（E-107）后进入脱水罐（D-103），罐顶干气与 C-201干气一起送至二加氢，水在（D-103）分水包中定期排出；罐底油经泵（P-106）全回流打回塔内，或部分外甩，塔底油分两路，一路由泵（P-107）送 至加热炉（F-103A），再返回塔建立塔底热循环。另一路经脱硫罐（D-104）后， 再经换热器（E-105/1-3壳）与塔底油换热后，送到换热器（E-101/1-4管）与 预分馏塔（C-101）塔底油换热后进入预分馏塔（C-101），预分馏塔顶初馏点 80C馏份油经空冷（EC-101）、水冷（E-106）冷却后进入塔（C-101 ）顶回

51、流罐 （D-101），其中干气送至一催化，或去低瓦。拔头油分两路，一路由泵P-102） 打回塔顶，建立顶回流；另一路送出装置。塔（C-101）底80180C馏份油分 两路，一路由泵（P-104）经炉（F-101A.B）建立塔底热循环，另一路经换热器（E-101/1-4壳）与分馏塔进料油换热后，经泵（P-201）送至重整反应系统。重整单元工艺流程说明本单元包括重整反应及重整生成油稳定两个工序。重整反应的目的是使原料 中的环烷烃及烷烃在催化剂的作用下经过环烷脱氢和烷烃环化脱氢以及异构化 等反应生成芳烃和异构烃类，以得到高辛烷值汽油组分；稳定的目的是从重整生 成油中分出燃料气、液化气，以控制汽油成份

52、的饱和蒸汽压。重整部分采用半再生式重整工艺，两段混氢流程，由预处理来的预加氢精制油 经泵（P-201）与循环氢气压缩机（K-201或K-203）来的一段循环氢混合进入重 整立式换热器（E-201管）与重整反应生成油换热后进入第一重整加热炉（F-201A.B）,加热至反应温度后进入第一重整反应器（R-201）进行反应；由于 重整反应为强吸热反应，物料经过反应器后温度有所降低，为了再次达到重整反 应需要的温度，再进入第二重整加热炉（F-202A），加热到反应温度后再进入第 二重整反应器（R-202），依次直到第四重整反应器（R-204），在第三重整反应器 入口混入二段混氢。由第四重整反应器（R-2

53、04）出来的反应产物分为两路，一 路到重整进料/产物立式换热器（E201壳）与重整进料换热；另一路至二段混 氢进料/重整产物立式换热器（E-202壳）与二段混氢换热。K-201或K-203来的 二段混氢经（E-202管）换热后，与第二重整反应器（R-202）出来的反应产物 混合后，经第三重整反应炉（F-203A.B）进入第三重整反应器（R-203）。E-201 和E-202两路换热后的重整产物混合后，经空冷（EC-201）、水冷（E-203/1.2） 后进入重整气液分离罐（D-201）进行气液分离。罐顶分出的含氢气体大部分经 重整循环氢压缩机（K-201或K-203）升压后在重整临氢系统中循环

54、使用，另有 一部分经氢气增压机（K-202或K-304）送往本装置的预处理单元，还有一部分 经氢气低温脱氯罐（D-211）送出装置。罐底的重整生成油经（P-202）升压，并 在（E-204/1.2壳）与稳定塔（C-201）底油换热后，进入稳定塔（C-201），稳 定塔顶分出干气和液化气，经水冷（E-205）进入回流罐（D-202），干气送往二 加氢，液化气经回流泵（P-203）后，分两路，一路打回塔顶，建立塔顶回流； 另一路做为产品送出装置。塔底油分两路，一路经（E-204/1.2）与进料换热， 再经水冷（E-206/1.2）后做为高辛烷值汽油组份自压送出装置。另一路，经泵（P-204）和炉（

55、F-205A.B ）建立塔底热循环。预分馏塔分出的初馏80C馏份 的拔头油也可送入稳定塔处理。四、延迟焦化流程2.1焦化部分原料进装置后送往柴油原料油换热器（E-103/，然后由原料泵（P101/1.2）抽出，经中 段原料换热器（E104/1-4），蜡油原料换热器（E105/1-4）加热到320C进入分馏塔（C102） 下部换热区，在此与来自焦炭塔（C101/1.2）的热油气（420C ）接触换热，原料油中蜡油 以上的重馏分与来自焦炭塔油气中被冷凝的循环油一起流入塔底，在345C下，用加热炉辐 射进料泵（P102/1.2）抽出，打入F101，快速升温至496-500C，经四通阀进入焦炭塔底部。循环油及原料减渣中蜡油以上馏分在焦炭塔内由于高温和长停留时间而发生裂解、缩 合等一系列反应，最后生成富气、汽油、柴油、蜡油和焦炭