1、工藝流程簡述1 、反應 - 再生部分原料油由裝置外原料油儲罐進入本裝置原料油罐（ v2201 ） ，經原料油泵（p2201/a、b）升壓與輕柴油（e2211/a、b）、循環油漿（e2207）換熱，換熱后溫度至 200 左右， 與回煉油混合后分四路經原料油霧化噴嘴進入提升管反應器 （ r2101a ） ， 回煉油漿經原料油噴嘴上方單獨的組噴嘴進入提升管反應器，在此與高溫再生催化劑接觸并迅速升溫、汽化，催化劑沿提升管向上流動的同時，原料不斷進行反應，生成汽油、輕柴油、液化氣、干氣、中段油、回煉油、油漿等氣相產物，同時生成的焦炭覆蓋在催化劑表面，使其裂化活性、選擇性逐步降低，成為待生催化劑，反應油氣

2、與待生催化劑經提升管反應器出口粗旋迅速分離。進入沉降器（ r2101 ）之后，夾帶有少量催化劑的油氣經單級旋風分離器分離催化劑后，離開沉降器進入分餾塔（ t2201 ） 。為促進氫轉移等二次反應和減少熱裂化反應，降低干氣、焦炭產率，提高輕質油品收率， 在提升管中上部 （第一反應區出口） 設置有常壓直餾汽油、自產粗汽油或除氧水作為反應終止劑的注入點，以增加操作靈活性和彈性。積炭的待生催化劑自粗旋料腿及沉降器單級旋風分離器料腿進入汽提段，在此與過熱蒸汽逆流接觸，以置換催化劑所攜帶的油氣，汽提后的催化劑經待生立管、待生塞閥、待生立管套筒進入再生器（ r2102 ）的密相床，在 690 的再生溫度、富

3、氧、 co 助燃劑存在的條件下進行逆流完全再生，催化劑活性得到恢復后， 經再生立、 斜管及再生滑閥進入提升管反應器底部，在予提升蒸汽（干氣）的提升下，完成催化劑加速、分散過程，然后與霧化原料接觸循環使用。再生過程的過剩熱量由內取熱器取走恒定熱量后， 仍然過剩的熱量由外取熱器（ r2103 ）取走。再生器的部分催化劑由外取熱入口管進入外取熱器殼程，在流化風的作用下，呈密相向下流動在流經翅片管束間降溫冷卻，冷卻后的催化劑經外取熱器返回管由提升風提升返回再生器密相床層中部， 外取熱器流化風、提升風由增壓機（b2103/a、b）提供。再生器燒焦所需的主風由主風機提供，主風自大氣進入主風機（ b2101

4、 ） ，升壓后經主風管道、輔助燃燒室（ f2101 ）及主風分布管進入再生器。再生煙氣經四組二級旋風分離器分離催化劑后，經三旋（ cy2104 ）分兩支，一支進煙機回收系統，進入煙氣輪機（ be2101 ）膨脹作功以驅動主風機（ b2101 ） ；另一支經雙動滑閥調節壓力后與煙機出口煙氣合并，進入余熱鍋爐回收煙氣的熱能，使煙氣溫度降至 180 左右，最后經煙囪排入大氣。當煙機停運時，主風由備用主風機（b2102 ）提供，此時再生煙氣經三級旋風分離器分離催化劑后由雙動滑閥及降壓孔板（ pro2101 ）降壓后進入余熱鍋爐。開工用的催化劑由冷催化劑罐（ v2101 ）或熱催化劑罐（ v2102 ）

5、用非 凈化壓縮空氣輸送至再生器， 正常補充催化劑可由催化劑小型加料線輸送至再生器。 co 助燃劑由助燃劑加料斗（ v2110 ） 、助燃劑罐（ v2111 ）用非凈化壓縮空氣經小型加料管線輸送至再生器。生產所用的催化劑運進裝置，通過催化劑加料斗（ v2104 ）送至冷催化劑罐（ v2101 ） ，正常由小型加料線向再生器補充新鮮催化劑。停工時由大型卸料線卸出催化劑至熱催化罐。三級旋風分離器回收的催化劑，由三旋回收催化劑儲罐（ v2112 ）用非凈化壓縮空氣間斷送至廢催化劑罐（ v2103 ） 。co 助燃劑由 co 助燃劑加料斗（ v2110 ） 、助燃劑罐（ v2109 ）用非凈化壓縮空氣經

6、小型加料線輸送進入再生器密相床。為防止原料中所含重金屬對催化劑造成污染，設置金屬鈍化劑加注系統。桶裝金屬鈍化劑先經化學藥劑吸入泵（p2102/a、b）打進化學藥劑罐（v2105 ），然后由化學藥劑注入泵（p2101/d、e）連續注入至提升管的進料管線上。2、分餾部分由沉降器來的反應油氣進入分餾塔（ t2201 ）底部，通過7 層環盤型擋板與循環油漿逆流接觸，洗滌反應油氣中的催化劑并脫除過熱，使油氣呈飽和狀態進入分餾塔下部進行分餾。分餾塔頂油氣經塔頂油氣-軟化水（循環水）換熱器（e2201/a、b）、塔頂油氣表面蒸發空冷器（e2202/ad）冷卻至 40 以下， 進入分餾塔頂油氣分離器(v220

7、3) 進行氣液相分離， 分離出的粗汽油經粗氣油泵(p2202/a、b)升壓后分兩路，一路作為反應中止劑打入提升管，另一路經粗汽油冷卻器(e2210)作為吸收劑進入吸收塔(t2301);富氣進入氣壓機( c230l) ；酸性水自脫水包經富氣水洗泵( p2208/a 、 b)一路打入氣壓機出口管線，另一路打入e2201/a、b之前的分儲塔頂油氣線。輕柴油自分餾塔第十三、十一層塔板自流至輕柴油汽提塔(t2202) ，汽提后的柴油由輕柴泵(p2204/a、b)抽出，經輕柴油-原料油換熱器(e2211/a、 b)、輕柴油-富吸收油換熱器(e2212)及輕柴油冷卻器(e2213),使輕柴油 降至 40 左

8、右后，分為二路，路作為產品出裝置；另一路經柴油冷卻器(e2214)送至再吸收塔(t2303)作再吸收劑。分餾塔多余的熱量分別由頂循環回流、中段循環回流、油漿循環回流取走。頂循回流自t2201第四層塔盤抽出，用頂循泵(p2203/a、b)加壓，經 頂循環油-除鹽水(循環水)換熱器(e2203)、頂循水冷器(e2204),溫度降至 90 后返回 t2201 第一層。 中段回流油自 t2201 第十七層抽出， 用中段循環回流泵(p2205/a 、 b) 升壓， 經循環油漿分餾中段換熱器( e2206 )、穩定塔底重沸器 (e2310) 、解析塔底重沸器 (e2309) 、中段油冷卻器(e2205)冷

9、卻后，溫度降至 190 左右返回 t2201 第十二、十四層。油漿自 t2201 底抽出經油漿泵(p2207/a 、 b) 抽出后分二路，一路作為回煉油漿直接去提升管反應器；另一路經循環油漿-中段油換熱器(e2206 )、循環油漿 -原料油換熱器(e2207) 、油漿蒸汽發生器(e2208/a 、 b) ，溫度降 至 280 左右，再分為三路，一路為油漿上返塔，一路為油漿下返塔，另一路為 t2201 底攪拌油漿。 油槳冷卻水箱(e2209) 備用， 將外甩油漿降至 90 送至裝置外。為防止油漿系統設備及管道結垢，設置油漿阻垢劑加注系統。桶裝阻垢劑先經化學藥劑吸入泵(p2102/a、b)打進化學

10、藥劑罐(v2105 ),然后由 化學藥劑注入泵(p2101/b、c)連續注入循環油漿泵(p2209a、b)入口 管線。此外，回煉油自 t2201 第二十九層自流入回煉油罐( v2202 ) ，再經回煉油泵 (p2206/a 、 b) 加壓后分為二路，一路去提升管反應器回煉，另一路返 t2201 。3、吸收穩定部分從 t2201 頂油氣分離器(v2203) 來的富氣進入氣壓機(c2301) 進行壓縮。從 v2203 來的富氣進入氣壓機( c2301 )一段進行壓縮，然后由氣壓機中間冷卻器( e2314 )冷至 40 ，進入氣壓機中間分離器進行氣、液分離。分離出的富氣再進入氣壓機二段。二段出口壓力

11、(絕)為 1.6mpa 。氣壓機二段出口富氣及富氣洗滌水與解吸塔(t2302 )頂氣、吸收塔(t2301) 底富吸收油混合后，進入壓縮富氣空冷器(e2301) ，冷卻至 40 以下進入氣壓機出口油氣分離器(v2302 )進行氣、液分離。分離出的酸性水，自壓送至酸性水汽提部分；分離后的氣體進入吸收塔（t2301） ，用粗汽油（進入第四 層、十五層塔板）和穩定汽油（進入第一層塔板）作吸收劑進行吸收，吸收過程放出的熱量由吸收塔一、 二中段回流取走。 t2301 一中段回流由吸收塔第六層集油箱抽出經t2301 一中段回流泵（p2303/a、b）加壓，經吸收塔一中段油冷卻器（e2302） 降溫后返回 t

12、2301 第七層； t2301 二中段回流由吸收塔第二十三層集油箱抽出經 t2301 二中段回流泵（p2304） 加壓， 經吸收塔二中段油冷卻器（e2303） 降溫后返回 t2301 第二十四層。貧氣至再吸收塔（ t2303 ）可以用輕柴作吸收劑進一步吸收，干氣自 t2303 頂餾出送至干氣分液罐（ s2301 ）至提升管反應器及產品精制部分。凝縮油由解吸塔（t2302）進料泵（p2301/a、b）從v2302抽出后進入t2302 第一層進料。 解吸塔中段回流自十四層抽出自流進入解吸塔中段重沸器（ e2305 ）加熱到 112 后返回第十五層。解吸塔底重沸器 （e2309） 由分餾中段循環油提

13、供熱源，以解吸出凝縮油中c2 組分。脫乙烷汽油由塔底流出由穩定塔進料泵（p2305/a、b）加壓，經穩定塔進料換熱器（e2304 ）與穩定汽油換熱后送至穩定塔第十八、二十二、二十六層進行分餾，穩定塔底重沸器（e2310）由分儲中段循環油供熱，液化氣經t2304頂空冷器（e2308/a、b）冷至40 c后進入穩定塔頂回流罐（v2303）。液化氣經穩定塔頂回流泵 （p2306/a 、 b） 抽出后，部分進入 t2304 頂作回流，其余作為產品送至產品精制。 穩定汽油從t2304 底流出， 經 t2304 進料換熱器（e2304） 、解吸塔中段重沸器（e2305） ，分別與脫乙烷汽油、解吸中段油換熱

14、后再經穩汽表面蒸發空冷器（e2306） 后分兩路，一路去精制部分；一路經穩定汽油冷卻器（e2307 ）冷卻至40 c ,由穩定汽油泵（p2307/a、b）升壓送至t2301作補充吸收劑。4、產汽系統、余熱鍋爐及余熱回收部分自系統來的除鹽水先進入除氧器及水箱（ v2503 ） ，用系統來的1.0mpa蒸汽除氧后，經中壓給水泵（p2501/a、b）升壓，進入余熱鍋爐省煤器，預熱后的除氧水分兩路，一路去中壓汽包v2401 、 v2402 ，另一路去余熱鍋爐中壓汽包。余熱鍋爐蒸發段發生的中壓飽和蒸汽，和外取熱汽包、油漿蒸汽發生器汽包發生的中壓飽和蒸汽一起并入中壓蒸汽管網， 分別去再生器過熱段和余熱鍋爐

15、過熱段過熱至 450 后，一部分供氣壓機的蒸汽輪機使用，背壓并入1.0mpa 低壓蒸汽管網；其余部分送出裝置。系統來的 1.0mpa 低壓蒸汽進入再生器低壓過熱盤管，過熱為 500 的低壓過熱蒸汽，供反應系統的沉降器防焦蒸汽、汽提段汽提蒸汽使用。5、產品精制部分5.1 汽油精制部分汽油采用堿洗脫硫化氫及梅洛克斯（ merox ）固定床脫硫醇工藝流程。利用混合器，使汽油與氫氧化鈉水溶液充分混合，除去其中的硫化氫。自穩定來的汽油，經汽油 -堿液混合器（mi3101） 與 10 的堿液混合后，進入預堿洗沉降罐 （v3101） ，汽油與堿液經沉降分離后，堿液經過堿液循環泵（p3109/a、b）循環使用

16、。新鮮堿液由堿液泵（p3102/a、b）間斷補充，堿渣間斷壓至堿渣罐（v3105） ， 用泵 p3102 間斷送出裝置， 由工廠統一處理。脫硫后的汽油經汽油空氣混合器（mi3102/a、b）與非凈化風、活化劑（按汽油量的100200ppm 加入）混合后進入固定床反應器（r3101/a、b）底部，反應器內裝有經磺化醐菁鉆催化劑堿液浸泡后的活性炭，在催化劑的作用下，硫醇被氧化成二硫化物并溶于汽油中，在活化劑的作用下，能將汽油中較難脫出的大分子硫醇氧化為二硫化物，從而確保汽油產品合格。催化劑堿液配制系統的操作要點是將30% 的堿液在催化劑堿液罐（ v3104 ）內加水稀釋成10% ，然后從罐頂部加入

17、磺化酞菁鈷催化劑（含量約200ppm ）,用堿液泵（p3102/a、b）混合均勻（溶液呈蘭色透明）后，打入裝有脫硫醇催化劑的固定床反應器頂部（ r3101/a 、 b ，其中一臺操作，一臺備用） ，使催化劑堿液在反應器內循環浸泡。堿液由深蘭色變為淡黃色， 表明吸附過程結束。 此時可將堿液撤至 v3104 ， 然后即可進行汽油脫硫醇。汽油所夾帶的尾氣在汽油沉降罐（ v3102 ）中沉降分離，汽油經汽油成品泵（p3101/a、b）,進入汽油砂濾塔（t3101 ）進一步分離堿霧、水份等雜質后，即作為成品汽油送出裝置。另外，還有防膠劑、鈍化劑加注系統，將配制好的防膠劑、鈍化劑用防 膠劑泵（p3104/

18、a、b）注入汽油出裝置的管線內。自汽油沉降罐（ v3102 ）頂部分離出的尾氣，高空排放。各安全閥放空的汽油進入汽油放空罐（ v3109 ） ，用堿液泵（ p3102/a ）間斷送出裝置。5.2 干氣脫硫精制部分來自吸收穩定部分的干氣，經過干氣冷卻器（ e3201 ）進入干氣分液罐（ v3203 ） ，分離出的凝縮油由罐底自壓并入富吸收油線返分餾塔；干氣進入干氣脫硫塔（ t3202 ）下部，與自溶劑再生部分來的二乙醇胺貧液逆流接觸，脫硫精制后，由塔頂進入凈化干氣分液罐（ v3204 ） ，干氣攜帶的胺液不定期壓回，凈化干氣由罐頂出裝置。二乙醇胺富液從塔底流出，可用富液增壓泵（ p3202/a

19、、 b ）加壓送至溶劑再生部分。5.3 液化石油氣脫硫精制部分來自吸收穩定部分或罐區的液化石油氣，先進入液化石油氣緩沖罐（v3201 ）,后經液化石油氣進料泵（p3201/a、b）打入液化石油氣脫硫抽提塔（ t3201 ）下部，與自溶劑再生部分來的二乙醇胺貧液逆流接觸，脫去硫化氫后由塔頂進入液化石油氣胺液回收罐， 罐底回收液化石油氣攜帶的胺 液，液化石油氣由罐頂去液化石油氣脫硫醇部分。二乙醇胺富液從塔底流出，自壓至溶劑再生部分。5.4 脫硫溶劑再生部分來自干氣、液化石油氣部分的二乙醇胺富液，進入貧富液換熱器（e3202/ad）與貧液換熱至98 c,然后進入富液閃蒸罐（v3205 ）,閃蒸出的輕

20、烴類進入火炬低壓瓦斯管網；富液進入再生塔（ t3203 ）第三層塔板，再生塔底由重沸器（e3205 ）用蒸汽提供熱源，富液在塔內進行硫化氫脫附過程，酸性氣自塔頂餾出，經再生塔頂冷凝器（ e3204 ）冷凝至 40 后，進入酸性氣分液罐（v3206 ） ，酸性氣由罐頂進入酸性氣管網；酸性水由罐底經再生塔頂回流泵（p3204/a、b）打回再生塔第一層塔板上。貧液自再生塔底自壓經e3202/ad與富液換熱、貧液冷卻器（e3203/a、b）冷卻至 40 進入溶劑緩沖罐（ v3208 ） 。再生后的貧液，由溶劑循環泵（p3203/a、b）自溶劑緩沖罐抽出，加壓后大部分送往干氣、液化石油氣脫硫部分，小部分

21、作為回流打入富液閃蒸罐控制罐頂溫度，還有一部分依次經過袋式過濾器（fi3201 ）、 活性炭過濾器（fi3202 ）、 袋式過濾器（fi3203 ）進行旁濾后返回溶劑緩沖罐。補充的新鮮二乙醇胺溶液，用溶劑加入泵（ p3205 ）間斷打入溶劑緩沖罐內。溶劑緩沖罐內二乙醇胺溶液用軟化水配制濃度為 20% 左右。5.5 液化石油氣脫硫醇部分經過脫硫后的液化石油氣， 經液化石油氣堿洗混合器（mi3301 ） 與 10%的堿液混合后，進入液化石油氣預堿洗沉降罐（ v3301 ） ，液化石油氣與堿液沉降分離后，堿液經罐底流經堿液循環泵（p3302/a、b）循環使用。新鮮堿液由催化劑堿液循環泵（p3301/

22、a、b）間斷補充，液化石油氣預堿洗沉降罐中的間斷自壓至堿渣罐（ v3105 ） 。堿洗脫硫后的液化石油氣進入液化石油氣脫硫醇抽提塔（ t3301 ） 下部，與從塔上部注入的催化劑堿液逆流接觸， 用溶解有磺化酞菁鈷催化劑的堿液進行液 -液抽提。脫去硫醇后的液化石油氣從塔頂流出，經過液化石油氣水洗混合器（ mi3302 ）與洗滌水混合后，進入水洗沉降罐（ v3302 ）進行沉降分離，水自罐底用液化石油氣水洗循環泵（p3303/a、b）抽出循環使用。洗滌所用的除鹽水用液化石油氣水洗泵（ p3304 ）間斷補充。水洗后的液化石油氣進入液化石油氣沙濾塔（ t3302 ）上部，進一步分離微量堿霧、 水等雜

23、質后， 從塔下部流入液化石油氣脫硫吸附塔（ t3304/a 、b） ，經活性炭脫去殘存的硫化氫、硫醇及其它硫化物組分后，作為成品送出裝置。催化劑堿液自液化石油氣脫硫醇抽提塔下部抽出，經過堿液加熱器（ e3301 ）用 1.0mpa 蒸汽加熱至60 后，與非凈化風混合進入氧化塔（ t3303 ）下部，在塔內氧化分離出二硫化物后一同自塔上部流出進入二硫 化物分離罐（ v3303 ）進行尾氣、二硫化物、催化劑堿液三相分離。尾氣排 入火炬系統；二硫化物自壓進入二硫化物罐（ v3304 ） ，之后用氮氣間斷壓入堿渣罐 （v3105 ） ； 催化劑堿液自罐底由催化劑堿液循環泵（p3301/a 、 b）經堿液冷卻器（e3302/a、b）冷卻后，打入液化石油氣脫硫醇抽提塔循環使用。新鮮催化劑堿液