石油炼制工艺流程

一、常减压流程

约45℃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（E1-1/1～4）后与常顶循（E2-1/1,2）换热至约70℃，然后分三路进入换热网络换热升温至约130℃，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-1/1～2）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－常重油换热器（E21-1A/1、2）继续换热至246℃左右进入初馏塔（C-1）。塔顶油气经原油－初顶油气换热器（E1-1/1～4）冷却至约90℃后再进入初顶后空冷器（EC-9/1～5）和初顶水冷器（EW-15/1,2）冷却至40℃，然后进入初顶回流产品罐（D-25）。原油－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308℃（计算值），进入2台常压炉加热至363℃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-1/1～6）和常顶热媒水换热器（E1-2/1,2）、水冷器（EW-13/1,2），冷至40℃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。

常压塔有四个侧线产品。常一线由42层抽出约163℃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40℃出装置。常二线由24层抽出约202℃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－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50℃，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270℃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－常三（一）换热器（E5-1/1,2））、原油－常三（二）换热器（E5-2/1,2）、原油－常三（三）换热器（E5-3）、常三线－软化水换热器（E-20/1,2）、常三线空冷器（EC-7/1,2）冷却至50℃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350℃下抽出，经初底油－常四（一）换热器（E7-1）、原油－常四（二）换热器（E7-2）、常四线水冷器（EW-3）冷却至60℃，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FIQ314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138℃下抽出，经原油－常顶循换热器（E2-1/1,2）换热至96℃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228℃下抽出，分别经原油－常一中（一）换热器（E4-1/1,2）、原油－常一中（二）换热器（E4-2/1,2）、原油－常一中（三）换热器（E4-3/1,2）换热至168℃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329℃下抽出，经初底油－常二中（一）换热器（E6-1）、初底油－常二中（二）换热器（E6-2/1,2）换热至249℃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383℃左右进入减压塔（C-4）；另一部分经初底油－常压重油（一）换热器（E21-1/1,2）、脱后原油－常压重油（一）换热器（E21-1A/1,2）、初底油－常压重油（二）换热器（E21-2/1,2）、初底油－常压重油（三）换热器（E21-3/1,2）、原油－常压重油（四）换热器（E21-4/1,2）、原油－常压重油（五）换热器（E21-5/1,2）、原油－常压重油（六）换热器（E21-6/1,2）、原油－常压重油（七）换热器（E21-7）换热，大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-4/1～4）、二级抽空器（EJ-2/1,2）、二级抽空冷凝器（EC-5/1～8）、三级抽空器（EJ-3/1,2）、三级抽空冷凝器（EC-6/1～4）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-4/1～4、EC-5/1～8、EC-6/1～4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，送至装置外含硫污水汽提部分。

减压塔设有五个侧线产品。142℃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－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50℃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266℃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－减二（一）换热器（E10-1）、原油－减二（二）换热器（E10-2/1,2）、减二线水冷器（EW-5）冷却至80℃出装置。减三线由第V层填料下集油箱抽出在312℃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－减三（一）换热器（E12-1/1,2）、原油－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80℃出装置。减四线由第VI层填料下集油箱抽出在342℃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－减四（一）换热器（E13-1/1,2）、原油－减四（二）换热器（E13-2/1,2）、减四线-热媒水换热器（EW-7/1）、减四线水冷器（EW-7）冷却至80℃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367℃下抽出，经初底油－减五（一）换热器（E14-1/1,2）、原油－减五（二）换热器（E14-2）、减五线水冷器（EW-8）冷却至90℃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。

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235℃下抽出，经减一中－除氧水换热器（E-102）、原油－减一中换热器（E9-1/1,2）换热至175℃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312℃下抽出，经初底油－减二中（一）换热器（E11-1/1,2）、初底油－减二中（二）换热器（E11-2/1,2）、初底油－减二中（三）换热器（E11-3/1,2）、原油－减二中（四）换热器（E11-4/1,2）换热至232℃返回至减压塔第V层填料顶部。

减压渣油（温度为367℃）由减渣泵（P-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－减渣（一）换热器（E15-1/1,2）、初底油－减渣（二）换热器（E15-2/1,2）、初底油－减渣（三）换热器（E15-3/1,2）、初底油－减渣（四）换热器（E15-4/1,2）、原油－减渣（五）（E15-5/1,2）换热至约227℃后抽出一股渣油物流去动力锅炉，其余减渣再经原油－减渣（六）（E15-6/1,2）换热至183℃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－减渣（七）换热器（E15-7）、原油－减渣（八）换热器（E15-8/1,2）换热至144℃后，减渣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100℃出装置。

本装置自产0.4Mpa（绝）蒸汽，经减压炉（F-2）过热后（380℃）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）。

二、催化流程

一.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，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170～220℃，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350℃），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。 

2.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0.15～0.25MPa(表)，温度660～690℃，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)，720～760℃温度下操作，催化剂上剩余碳用过量的氧全部生成CO2。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。

3.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(660～690℃)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150℃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(D－118)，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/l-3)抽出，采取强制循环方式进入外取热器取热管束。

4.主风部分

    一、二再烧焦用主风由主风机(K—101)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。

二. 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<0.2g/Nm3 、>10μm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620℃降至500℃，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能，发生3.9MPa(绝)、410℃的过热蒸汽，烟气经CO焚烧炉——余热锅炉后的温度降至200℃后排入烟囱。

    为了维持三旋系统的压力平衡，约3～5％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。

2.气压机组部分

    由分馏塔顶油气分离器(D－201)来的富气，压力0.17～0.25MPa(a)，流量650～700Nm3/Min、温度45℃，经气压机入口Dg700的事故切断阀蝶阀进入一段压缩，压缩至0.34～0.557MPa(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部分H2S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40℃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1.08～1.8MPa(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3.3～3.5MPa(a)、400～410℃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。

三. 锅炉系统

    本装置设置了两台CO焚烧炉－余热锅炉，型号为CG－BQ84/506－68－3.82/420，此锅炉产汽量为68t/h，蒸汽压力为3.82MPa，温度为420℃。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150℃ 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300℃后再进入到锅炉的原有低、高温过热器，同时烟气温度由476℃降至426℃；锅炉上水（150℃）进入省煤器，被加热后进入上汽包，同时烟气由426℃降至285℃；热媒水进入烟气换热器升至190℃后进入热媒水换热器、空气预热器，同时烟气温度由285℃降至209℃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245～260℃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，分馏塔设四个中段循环回流。

1.分馏塔顶油气流程

分馏塔顶压力为0.2～0.25MPa(绝)，温度95～120℃油气自分馏塔顶馏出，送至E－203/l～5，与热煤水换热到80℃，然后进入空气冷却器(EC－201/1～14)冷却至60℃，再进入分馏塔顶后冷器(E－209/l～5)冷至40℃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，一路打至分馏塔顶作冷回流，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。

2.轻柴油流程

    轻柴油由C-201第2l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-203/1～5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50℃后，作为产品送出装置。

    贫吸收油从C-201第2l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-2l0/1.2)，冷却至40℃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换热后返回分馏塔第23层塔盘或跨入顶循返塔线。

3.顶循环回流流程

    顶循环油由P-204/1.2从分馏塔第29层抽出，温度为110～140℃，首先进E-202/1.2与E-203/1～5来热煤水换热后，再进入E-205/1.2与除盐水换热，温度降至90℃左右，再进E-205/3，或经8TIC-202热旁路返回分馏塔第32层塔盘。

4.一中段循环回流流程

    一中油由P-205/1.2从分馏塔第18层塔盘抽出，温度为263℃左右，先作为脱吸塔底重沸器(E-303)热源，温度降至197℃左右，然后进E-212/1.2与原料油换热温度降至约160℃，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160℃后再返回分馏塔第20层塔盘。

5.二中段循环回流流程

    二中自分馏塔第3层塔盘上自流至回炼油罐(D-202)，温度约354℃，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 ℃，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。

6.油浆循环回流流程  

油浆自分馏塔底由P-210/1～3抽出，温度约300 ～330℃，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/l-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。

7.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）、65℃（8TI261）热媒水进二催化，经E-203/1-5与分馏塔顶油气换热至℃，后分两路：一路150t/h（8FI247）经E-206/5.6与轻柴油换热至106℃（8TI265），另一路350t/h进入并联的E-202/1.2与顶循环油换热至101℃（8TI263、8TI2），两路热媒水合并后101℃（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）与除盐水换热，后经E-206/3.4（重叠）循环二次水冷却后出装。

五、吸收－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60℃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/l-4冷凝冷却到40℃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。

2.吸收流程

     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45℃。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/l-4前与压缩富气混合。

3.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43℃。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140℃返回C-201。

4.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70℃，进入脱吸塔(C-302)上部第32层，塔底温度为144℃，顶压为1.5～1.6MPa(绝)。C-302底重沸器E-303/1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。 

5.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153℃进入稳定塔(C-303)。C-303顶压力为1.3MPa(绝)，塔底温度约188℃，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/l-4冷凝冷却至40℃，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。

6.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120～130℃），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120～130℃，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40℃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（20～25t/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45℃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-305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（10～15t/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～40℃、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)，通过载有磺化酞菁钴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40℃、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H2S被YS-93溶液吸收。脱去了H2S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40℃、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H2S，脱去H2S 的液化气在塔顶沉降段沉降分离，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30～35℃ 、0.25～0.30MPa（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。 

2.YS-93溶液再生部分

    从C-601、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40℃左右加热至80℃，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40℃、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95℃左右，经液位控制阀(8LIC-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120℃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120℃、0.25MPa(绝)条件下，进入胺液换热器（E-603），与闪蒸后的富胺液换热，再进入另一台胺液换热器（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）加压过滤后分别送至C-601、C-602、D-604及C-604循环使用。

3.酸性气部分

    由胺液再生塔(C-603)顶出来的酸性气在 100～107℃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40℃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40℃、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)。

4.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。

5.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适量除盐水。一般通过加剂泵每月向系统中加入3～4t/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。

三、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～180℃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（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H2S、NH3、H2O、HCl等，其中HCl在脱氯罐中被脱氯剂吸附，H2S、NH3、H2O将在脱水塔中除去。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管）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（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～80℃馏份油经空冷（EC-101）、水冷（E-106）冷却后进入塔（C-101）顶回流罐（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80～180℃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-204）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（E—201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（F-205A.B）建立塔底热循环。预分馏塔分出的初馏～80℃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-103/1.2.3.4）换热后进入原料油缓冲罐（D101），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320℃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（420℃）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345℃下，用加热炉辐射进料泵（P102/1.2）抽出，打入F101，快速升温至496-500℃，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，焦炭积聚于塔内，急冷到420℃的油气自塔顶流出，进入分馏塔换热板与原料直接换热后，冷凝出循环油馏分；其余大量油气上升经十层分馏洗涤板，在控制蜡油集油箱下蒸发段温度的条件下，上升进入集油箱以上分馏段进行分馏。从下往上分馏出蜡油、柴油、汽油和富气。

 蜡油由蜡油泵抽出（340℃），经E105换热后去蜡油蒸汽发生器发生1.2MPa饱和蒸汽，然后一部分返回分馏塔，作3层回流和焦炭塔急冷油。另一部分至蜡油除氧水换热器、蜡油空冷器A-104，出装置前分作两路，一路经空冷器A-104冷却到90℃后送去罐区。蜡油做催化原料时，走空冷A-104副线在170℃以上的条件下送往二催化。

 中段回流由9层抽出（290℃）与渣油换热后后返回分馏塔第11层。

 柴油从17层由柴油泵抽出（210℃），经柴油原料换热器后一路与柴油富吸收油汇合后返回分馏塔，另一路与柴油吸收剂换热（E107）、去柴油空冷器(A103)柴油后冷器E-111后又分成两部分：一部分出装置作产品；另一部分经吸收柴油冷却器(E202)去再吸收塔。由再吸收塔返回的富吸收油经柴油富吸收油换热器换热后（93℃）也返回19层作柴油回流。

 塔顶回流（145℃）分两层（28、26层）抽出，经顶循燃料换热器(E102)后（142℃）由分馏塔顶回流泵(P-107/1.2)送至顶循空冷器，冷却到55℃后可分两路返回返回分馏塔（30、27层），以控制塔顶温度。分馏塔顶油气（110℃）经塔顶空冷A101/1-4、水冷E101/1-4冷却到40℃，进入塔顶汽液分离罐D-102,汽油由汽油泵P-108/1.2送出装置，含硫污水由含硫污水泵P-114/1.2送出装置。焦化富气经压缩机入口分液罐分液后，进入富气压缩机。

 切焦采用单井架双钻具方式。切焦水用高压水泵直接抽切焦水贮罐的水，经控制阀、隔断阀、高压水龙带、旋转节头、钻杆、切焦器打入焦炭塔内除焦，切焦水和焦炭一同流入焦池，然后切焦水流入沉淀池。

 焦炭塔吹汽冷焦产生的大量蒸汽及少量油气进入接触冷却塔C103下部，从重油段顶打入蜡油馏分，洗涤来自焦炭塔顶大量油气中的重质油，用接触冷却塔底泵P113/1.2在液面控制下经水箱冷却器冷却后部分作塔顶回流，多余部分送出装置或进分馏塔回炼。冷焦时产生的大量蒸汽进入C103上部，有必要时用喷淋水洗，水洗段顶流出的大量水蒸汽经空冷A105/1-4,水冷E109/1.2冷却到40℃进入塔顶汽液分离罐（D106），D106分出的污水用泵送入焦池或作为接触冷却塔顶洗涤水用，不凝气排入瓦斯放空系统。放空系统操作时，油气温度大于190℃进入C103下段，190℃以下进入上段。

2.2压缩吸收部分

 自焦化部分来的富气和60万吨加氢低分气、120万吨加氢分馏塔顶分离气经压缩机升压到1.2MPa，然后经富气空冷A201/1.2冷却到65℃后与120万吨加氢高低分气、重整脱水塔顶气一起进入冷却器E201/1.2冷却到40℃进入分液罐D201，气体进入再吸收塔C201经柴油吸收，吸收后干气去气体脱硫装置。再吸收塔C201底饱和吸收柴油在塔底靠自身压力返回分馏塔作回流。

2.3干气脱硫部分

柴油吸收后的干气，经E203冷却后进入干气气液分离罐D211分液后进入干气脱硫塔C202，在此与干气脱硫塔顶下来的MDEA逆流接触，干气中的硫化氢被溶剂吸收，脱掉硫化氢的干气进入瓦斯管网或作制氢原料。

脱硫贫胺液由外装置提供，富胺液送至外装置再生。