中国石油四川石化常减压介绍.doc

常减压介绍第一章工艺技术规程序言中国石油四川石化1000万吨/年常减压蒸馏装置属新建装置，该装置主要由电脱盐系统、换热网络系统、常压系统、减压系统等部分组成。原油在常减压装置内经脱盐脱水、常压蒸馏、减压蒸馏后被分为石脑油馏分、柴油馏分、减压蜡油和减压渣油等满足后续装置加工要求的物料。该装置加工混合原油，加工规模为1000万吨年，年开工时间为8400小时。装置选择的工艺技术路线为：原油进装置原油换热原油电脱盐脱盐后原油换热闪蒸塔闪底油换热常压炉常压塔减压炉减压塔。常减压蒸馏装置的平面包括装置的设备、管道布置以及变配电室和仪表部分的机柜室、操作间等。装置长260米，宽120米，占地面积为31200平方米。1.1 装置概况1.1.1装置简介装置规模：该装置加工量为1000万吨/年，装置设计操作弹性为60%110%。装置年开工时数为8400小时。装置生产制度为连续生产，实行四班二倒制。装置原料：装置加工的原料为混合原油，硫含量按1.0m%，酸值按0.8mgKOH/g进行设备和管道选材设计。原油自原油罐区自流进入装置。装置的组成及特点装置组成：装置由换热、电脱盐、闪蒸、常压炉、常压塔系统、减压炉、减压塔系统和三注等部分组成。装置与外界联系1.1-1装置界区条件表序号介质名称流量kg/h起止点操作(界区)条件温度压力MPa(g)自至1原油1190476罐区P101A250.012压缩干气6325D103PX装置/催化装置400.603轻烃凝液2008泵P121A/BLPG罐区401.504轻石脑油（常顶油）196400P22003重整装置401.205轻石脑油（常顶油）196400P22007重整中间罐区400.506重石脑油（常一线）75000E142石脑油罐区400.507柴油305830E134A/B柴油加氢800.98柴油305830E150A/B柴油加氢中间罐区500.59减压蜡油179856P20901、E136蜡油加氢裂化1261.1010减压蜡油88937P20912蜡油加氢中间罐区1260.5011减压渣油244448E106A/BRDS1500.8012减压渣油61112E149ADRDS中间原料罐区1500.5013贫胺液5760硫磺回收装置D108550.5014富胺液5776泵P126A硫磺回收装置550.7015开工柴油装置外各开工柴油点500.716开工汽油装置外P22002400.717放火炬气D109出装置1300.1018轻污油各轻污油点出装置600.519重污油各重污油点出装置1500.520高压燃料气8610装置外D104300.421中压蒸汽10859装置外D1162901.222低压蒸汽装置外LS207012150.423净化风916Nm3/h装置外D110常温0.724非净化风600 Nm3/h装置外用风点常温0.725N2600 Nm3/h装置外用气点常温0.726循环冷水1519110（最大3198360）系统管网各用水点300.527循环热水1511110（最大3190520）各用水点出装置400.328热水给水567400装置外各用水点700.829热水回水567400各用水点出装置950.530加热热水给水219300（最大432500）装置外E100A/B950.831加热热水回水219300（最大432500）E100A/B装置外700.532净化水108520装置外各用水点400.433除氧水8374管网E1321040.634除盐水装置外各用水点400.435含硫污水34730SSW22002/22402酸性水汽提400.6036含盐污水92860E144出装置500.5037含油污水8000含油污水池出装置常温0.5038生活污水5000生活污水池出装置常温0.5039生产给水550000装置外各用水点常温0.440生活给水5000装置外卫生间、空调、洗眼器常温0.2541消防水828000（2301/s）装置外各消防设备常温1.2042消防水828000（2301/s）装置外各消防设备常温1.2043消防水828000（2301/s）装置外各消防设备常温1.2044消防水828000（2301/s）装置外各消防设备常温1.2045洁净雨水3134000含油雨水收集池装置外（洁净雨水管道）常温重力流46减二线油22000 P20908出装置至催化1561.361.1.2工艺原理常减压蒸馏是将原油经过加热、分馏、冷却等方法分割成为不同沸点范围的组分，以适应产品和下游工艺装置对原料的要求。常减压蒸馏装置是原油加工的第一道工序，一般包括电脱盐、常压蒸馏和减压蒸馏三个部份。常减压蒸馏是原油的一次加工，在炼油厂加工总流程中有重要作用，常被称之为“龙头”装置。原油经常减压蒸馏装置加工后，可得到直馏汽油、航空煤油、轻柴油、重柴油和减压蜡油等产品。在上述产品中，除汽油由于辛烷值低，不直接作为产品外，其余一般均可直接或经过适当精制后作为产品出厂。常减压装置的另一个主要作用是为下游二次加工装置提供原料。例如，重整原料，乙烯裂解原料，催化裂化原料，加氢裂化原料等。根据目的产品的不同，常减压蒸馏装置可分为燃料型、燃料-润滑油型和燃料-化工型三类。三者在工艺上并无本质区别，只是在侧线数目和分馏精度上有些差异，燃料-润滑油型常减压装置因侧线数目多且产品都需要汽提，流程复杂，而燃料型、燃料-化工型则较为简单。本装置为燃料型常减压蒸馏。1.1.3工艺流程说明原油换热及闪蒸部分25的原油经地下管道自流进入装置，经装置内原油泵升压后分为两路。其中一路经原油 - 热水换热器（110 - E - 100A）、原油 - 常顶油气换热器（110 - E - 101A/B）、原油 - 常一线换热器（110 - E - 102）、原油 - 减一减一中换热器（110 - E - 103）、原油 - 常顶循(1)换热器（110 - E - 104）、原油 - 常三线(2) 换热器（110 - E - 105）和原油 - 减渣(5) 换热器（110 - E - 106A/B）换热后温度升至125；另一路经原油 - 热水换热器（110 - E - 100B）、原油 - 常顶油气换热器（110 - E - 101C/D）、原油 - 常顶循(2)换热器（110 - E - 107A/B）、原油 - 常一中(2)换热器（110 - E - 108A/B）、原油 - 常二线(2)换热器（110 - E - 109）和原油 - 减二线换热器（110 - E - 110）换热后温度升至125。换热后的两路原油合并为一路，合并后温度为125，进入电脱盐罐110 - D - 102A/B脱盐脱水，然后再分为两路进入脱后原油换热系统。脱后原油的一路依次经脱后原油 - 常一中(1)换热器（110 - E - 111AD）、脱后原油 - 减二减二中(2)换热器（110 - E - 112A/B）、脱后原油 - 常二中(2)换热器（110 - E - 113A/B）和脱后原油 - 常三线(1)换热器（110 - E - 114）换热后温度升至210；脱后原油的另一路依次经脱后原油 - 减三线换热器（110 - E - 115）、脱后原油 - 常二线(1)换热器（110 - E - 116）、脱后原油 - 减渣(4)换热器（110 - E - 117AC）和脱后原油 - 减二减二中(1)换热器（110 - E - 118AC）换热后温度升至212。换热后的两路脱后原油合并为一路，温度为211，进入闪蒸塔（110 - C - 101）。闪顶油气通过管道进入常压塔（110 - C - 102）的第32层塔板上方，闪底油经闪底泵（110 - P - 102A/B）抽出升压后经流量分配调节阀分为两路。一路闪底油经闪底油 - 常二中I(1)换热器（110 - E - 119）、闪底油 - 减渣I(3)换热器（110 - E - 120）、闪底油 - 减三减三中I(2)换热器（110 - E - 121）、闪底油 - 减渣I(2)换热器（110 - E - 122A/B）、闪底油 - 减三减三中I(1)换热器（110 - E - 123A/B）和闪底油 - 减渣I(1)换热器（110 - E - 124A/B）换热至301；另一路闪底油经闪底油 - 常二中II(1)换热器（110 - E - 125）、闪底油 - 减渣II(3)换热器（110 - E - 126）、闪底油 - 减三减三中II(2)换热器（110 - E - 127）、闪底油 - 减渣II(2)换热器（110 - E - 128A/B）、闪底油 - 减三减三中II(1)换热器（110 - E - 129A/B）和闪底油 - 减渣II(1)换热器（110 - E - 130A/B）换热至301。两路闪底油合并为一路，换热终温为301，再经过流量调节阀分为十二路，进入常压炉（110 - F - 101），加热至360进入常压塔（110 - C - 102）进行分离。常压蒸馏部分常顶油气经原油-常顶油气换热器（110 - E - 101AD）换热后经常顶油气空冷器（110 - EA - 101AN）和常顶油气后冷器（110 - E - 141AD）冷却至40后进入常顶回流及产品罐（110 - D - 101），液相由常顶回流及产品泵（110 - P - 110A/B）抽出后一路作为塔顶回流返回常压塔顶，另一路作为轻石脑油产品出装置。常顶含硫污水在常顶回流及产品罐（110 - D - 101）中经油水分离后由常顶酸性水泵（110 - P - 111A/B）送出装置。常顶气经常顶气压缩机系统（110 - K - 101A/B）压缩至0.6MPag后，压缩干气直接出装置，轻烃凝液经轻烃凝液泵（110 - P - 121A/B）加压后送出装置。常压塔共设三条侧线。常一线油自常压塔第13层塔板自流进入常压汽提塔（110 - C - 103），经常一线重沸器（110 - E - 131）汽提后，塔顶的气相返回常压塔第13层板上方。汽提塔液相由常一线油泵（110 - P - 107A/B）抽出，经原油 - 常一线换热器（110 - E - 102）换热至88，再经常一线空冷器（110 - EA - 102A/B）和常一线水冷器（110 - E - 142）冷却至40出装置。常二线油自常压塔第27层塔板自流进入常压汽提塔（110 - C - 103），采用过热蒸汽汽提。汽提后的气相返回常压塔第27层板上方，液相由常二线油泵（110 - P - 108A/B）抽出，经脱后原油 - 常二线（1）换热器（110 - E - 116）和原油 - 常二线（2）换热器（110 - E - 109）换热至143后和换热后的常三线混合。常三线油自常压塔第39层塔板自流进入常压汽提塔（110 - C - 103），采用过热蒸汽汽提。汽提后的气相返回常压塔第39层塔板上方，液相由常三线油泵（110 - P - 109A/B）抽出，经常一线重沸器（110 - E - 131）、脱后原油 - 常三线（1）换热器（110 - E - 114）、常三线蒸汽发生器（110 - E - 132）和原油 - 常三线（2）换热器（110 - E - 105）换热至143后和换热后的常二线混合。换热后的常二线和常三线混合后温度为143，经柴油 - 热水换热器（110 - E - 134A/B）换热至80后出装置。常压塔共设三个中段回流。常顶循油自常压塔第3层塔板抽出由常顶循油泵（110 - P - 104A/B）升压后依次经原油 - 常顶循（1）换热器（110 - E - 104）和原油 - 常顶循（2）换热器（110 - E - 107A/B）换热至92后与常顶回流一起进入常压塔顶。常一中油自常压塔第17层塔板抽出由常一中油泵（110 - P - 105A/B）升压后依次经脱后原油 - 常一中（1）换热器（110 - E - 111AD）和原油 - 常一中（2）换热器（110 - E - 108A/B）换热至124后返回常压塔第15层塔板。常二中油自常压塔第31层塔板抽出由常二中油泵（110 - P - 106A/B）升压后分为两路，分别经闪底油 - 常二中I（1）换热器（110 - E - 119）和闪底油 - 常二中II（1）换热器（110 - E - 125）换热至213后再合并为一路。然后经脱后原油 - 常二中（2）换热器（110 - E - 113A/B）换热至197后返回常压塔第29层塔板。常底油由常底油泵（110 - P - 103A/B）抽出后经过流量调节阀分为八路，进入减压炉（110 - F - 102），经减压炉加热至380后进入减压塔（110 - C - 104）进行分离。减压部分减顶油气经减顶增压器（110 - J - 101A/B）增压后，经减顶增压器水冷器（110 - E - 146A/B）冷凝冷却至37，液相经大气腿流入减顶分水罐（110 - D - 107）；未凝气体经减顶一级抽空器（110 - J - 102A/B）升压后，再经减顶一级抽空水冷器（110 - EA - 147A/B）冷凝冷却至40，液相经大气腿流入减顶分水罐； 未凝气体经真空泵（110 - P - 123）抽出送至减顶分水罐。同时备用减顶二级抽空器（110 - J - 103）和减顶二级抽空水冷器（110 - E - 148）,当真空泵出现故障时，减顶一级抽空水冷器后的不凝气经减顶二级抽空器（110 - J - 103）抽空后由减顶二级抽空水冷器（110 - E - 148）冷凝冷却至40至减顶分水罐（110 - D - 107）。减顶不凝气自减顶分水罐至减顶气水环泵（110 - P - 127），升压至0.25MPa后经减顶气胺洗罐（110 - D - 108）脱硫，硫含量达标的减顶气经减顶干气过滤器（110 - S - 109）和减顶干气聚结器（110 - M - 102）进减压炉（110 - F - 102）做燃料。减顶油经减顶油泵（110 - P - 120A/B）升压后至柴油出装置管线、或原油泵入口回炼或作为轻污油出装置。冷凝的酸性水经减顶污水泵（110 - P - 119A/B）出装置。减压塔设三条侧线和三个中段回流。减一线及减一中油由减一线及减一中泵（110 - P - 114A/B）自减压塔第I段填料下集油箱抽出升压，分为两路，一路作为内回流至第II段填料上方分布器；另一路经原油 - 减一减一中换热器（110 - E - 103）换热至106后再分为两路，一路作为产品去混合蜡油线或混合柴油线出装置，另一路经减一中 - 热水换热器（110 - E - 135A/B）、减一中空冷器（110 - EA - 104AD）和减一中水冷器（110 - E - 143）冷至50作为减一中回流返回减压塔顶部。减二线及减二中油由减二线及减二中泵（110 - P - 115A/B）自减压塔第III段填料下集油箱抽出升压，经脱后原油 - 减二减二中(1)换热器（110 - E - 118AC）和脱后原油 - 减二减二中(2)换热器（110 - E - 112A/B）后温度降至185分为两路，一路作为减二中回流返回减压塔第III段填料上部；另一路经原油 - 减二线换热器（110 - E - 110）换热至156，经减二线油泵（110 - P - 117A/B）升压后与换热后的减三线混合。减三线及减三中油由减三线及减三中泵（110 - P - 116A/B）自减压塔第IV段填料下集油箱抽出升压，分为两路，一路作为洗涤油至第V段填料上方分布器作为第V段填料的洗涤油；另一路分两路进行换热，一路经闪底油 - 减三减三中I（1）换热器（110 - E - 123A/B）和闪底油 - 减三减三中I（2）换热器（110 - E - 121）换热至244；另一路经闪底油 - 减三减三中II（1）换热器（110 - E - 129A/B）和闪底油 - 减三减三中II（2）换热器（110 - E - 127）换热至244，合并后再分为两路。一路作为减三中回流返回减压塔第IV段填料上方；另一路再经脱后原油 - 减三线换热器（110 - E - 115）换至156，经减三线油泵（110 - P - 128A/B）升压后分为两路，一路与换热后的减二线混合，另一路与换热后的减压渣油混合。换热后的减二线和减三线混合后温度为156，经蜡油油 - 热水换热器（110 - E - 136）换热至130，再与换热后的减一线混合后温度为126，然后分为两路，一路直接出装置至加氢裂化装置，另一路出装置至加氢裂化中间罐区。减压过汽化油自第V段填料下集油箱抽出后自流至减压塔底。减压渣油由减压渣油泵（110 - P - 118A/B）抽出，分两路换热，一路经闪底油 - 减渣I(1)换热器（110 - E - 124A/B）、闪底油 - 减渣I(2)换热器（110 - E - 122A/B）和闪底油 - 减渣I(3)换热器（110 - E - 120）换热至241；另一路经闪底油 - 减渣II(1)换热器（110 - E - 130A/B）、闪底油 - 减渣II(2)换热器（110 - E - 128A/B）和闪底油 - 减渣II(3)换热器（110 - E - 126）换热至241。合并后经脱后原油 - 减渣(4)换热器（110 - E - 117AC）和原油 - 减渣(5)换热器（110 - E - 106A/B）换热至150，然后和重蜡油（部分减三线）混合后分为两路，一路直接出装置至渣油加氢装置，另一路出装置至渣油加氢中间罐区。一脱三注部分净化水自装置外引入注水罐（110 - D - 105）后，由二级电脱盐注水泵（110 - P - 113A/B）升压后经电脱盐排水-注水换热器（110 - E - 133A/B）换热至102后注入二级电脱盐混合器前；二级电脱盐排水经一级电脱盐注水泵（110 - P - 112A/B）升压后注入一级电脱盐混合器前。一级电脱盐罐排水经电脱盐排水 - 注水换热器（110 - E - 133A/B）换至60后经电脱盐排水除油罐（110 - D - 115）除油，再经电脱盐排水后冷器（110 - E - 144）冷却至50出装置。净化水自装置外引入塔顶注水罐（110 - D - 106）后，由塔顶注水泵（110 - P - 122A/B）抽出升压后注入常顶油气线、减顶增压器及减顶一级抽空器出口油气线。桶装破乳剂自装置外仓库运至装置，经破乳剂注入橇（110 - P - 130）注入原油泵入口管线。桶装缓蚀剂自装置外仓库运至装置，经缓蚀剂注入橇（110 - P - 131）注入常压塔（110 - C - 102）顶馏出管线。桶装中和剂自装置外仓库运至装置，经中和剂注入橇（110 - P - 134）注入常压塔（110 - C - 102）顶馏出管线和减顶增压器出口油气线。装置主要开、停工及不合格品线开工引汽油线开工汽油自开工汽油线经常顶回流及产品泵（110 - P - 110A/B）升压后引至常压塔顶。开工引柴油线开工柴油经开工柴油线引至闪底泵（110 - P - 102A/B）入口、减一中返减压塔管线和减三热回流返减压塔管线。开工引封油线开工封油经开工柴油线引至封油罐（110 - D - 113）。开工循环线原油通过减压渣油换热、冷却流程后跨入原油泵出口管线，实现闭路循环，也可接入重污油至罐区管线，实现开路循环。污油线装置的安全阀放空排至放空分液罐，分液后气体进入全厂低压火炬管网，污油经污油泵送至轻污油管线出装置。装置排放的轻污油排至地下污油罐，经轻污油泵送至轻污油管线出装置。不合格汽油和不合格柴油并入轻污油线，经轻污油线送出装置。重污油通过蒸汽吹扫至罐区重污油罐。退油线开停工或事故状态时，电脱盐罐中的原油由二级电脱盐注水泵抽出后送至重污油总管出装置。闪蒸塔底油、常压塔底油、减压塔底油最终由减压渣油泵抽出，送至重污油线出装置。电脱盐罐安全阀排放电脱盐罐安全阀安装在高点，如果电脱盐罐安全阀启跳，排放的原油送至闪蒸塔的闪蒸段。1.1.4工艺原则流程图原油泵脱前换热电脱盐脱后换热闪蒸塔闪底换热常压炉（360）常压塔（常顶气、石脑油、重石脑油、混合柴油）减压炉（380）减压塔（减顶气、柴油、混合蜡油）渣油出装置重油催化裂化联合装置第一章 工艺技术规程1.1 装置概况1.1.1 装置简介中国石油四川石化1000万吨/年炼油与80万吨/年乙烯炼化一体化工程250104吨/年重油催化裂化联合装置，由催化裂化联合装置、产品精制单元、烟气脱硫单元、轻烃回收单元、气体分馏装置、火炬及火炬气回收设施组成（其中轻烃回收单元、气体分馏装置和火炬及火炬气回收设施操作规程另行成册）。1) 催化裂化联合装置设计规模250104吨/年，年开工时数8400小时，操作弹性60%110%； 2) 产品精制单元设计规模：干气脱硫部分为14.07104吨/年，气柜气脱硫部分为2.76104吨/年，液态烃脱硫部分为55.75104吨/年；液态烃脱硫醇部分设计规模55.75104吨/年；汽油脱硫醇部分设计规模为105104吨/年，年开工时数8400小时，操作弹性60%110%；3) 烟气脱硫单元设计规模29.4104Nm3/h，年开工时数8400小时，操作弹性60%110%。催化主体部分（含催化裂化联合装置、产品精制单元、烟气脱硫单元）由洛阳石油化工工程公司设计，中油六建承建。重油催化裂化联合装置原料来自加工哈萨克斯坦、南疆及北疆混合原油减渣的RDS装置。1.1.2 工艺原理1) 催化裂化联合装置本装置设计采用MIP-CGP 工艺，该工艺是石油化工科学研究院开发的降低催化汽油中烯烃含量的新工艺，其思路是在常规的提升管反应系统基础上，增加一些有用的二次反应以改善产品质量，最大化生产异构烷烃，在降低催化汽油的烯烃含量的同时，维持汽油的辛烷值基本不变。催化裂化生成异构烷烃理想反应示意图理想反应区的作用 第一反应区： 反应温度高、油剂接触时间短，烃类裂化成烯烃。第二反应区： 反应温度低、油剂接触时间长，烯烃转化异构烷烃和芳烃。2) 产品精制单元(1) 汽油脱硫醇部分：采用无苛性碱精制组合工艺专利技术。催化汽油首先进入脱硫化氢反应器，使用THS-1脱硫剂以及TM-1脱硫助剂，除去汽油中的硫化氢。然后进入脱硫醇反应器，在催化剂AFS12和助催化剂HY1作用下，将硫醇氧化为的二硫化物，达到脱硫醇的目的。(2) 干气、液态烃、气柜气中脱H2S、CO2的方法是醇胺吸收法，即胺液为吸收剂，分别在干气、液态烃、气柜气脱硫塔内，使干气和液态烃、气柜气得到净化。脱硫后的富胺液送至硫磺装置再生后循环使用。(3) 液态烃脱硫醇部分：采用纤维膜脱硫工艺，使用碱液脱除液态烃中的有机硫。含硫碱液通过催化剂（磺化酞氰钴/聚酞氰钴）的作用，氧化再生，循环使用。 液态烃中硫醇、硫化氢碱洗（脱除）的化学反应如下：RSH(硫醇)+NaOH（氢氧化钠） NaSR（硫醇钠）+H2O（水）H2S（硫化氢）+2NaOH（氢氧化钠）Na2S（硫化钠）+2H2O（水）在碱液氧化塔中，含硫碱液在磺化酞氰钴(或聚酞氰钴)催化剂作用下，硫化钠、硫醇钠分别与氧气反应，硫化钠被氧化成硫代硫酸钠，硫醇钠转变成一种难溶于水的二硫化物和氢氧化钠。硫化钠的催化氧化反应式如下：2Na2S（硫化钠）+ 2O2（氧气）+ H2O（水） Na2S2O3（硫代硫酸钠）+ 2NaOH（氢氧化钠） (1) 硫醇钠的氧化反应式如下： 2NaSR（硫醇钠）+ 1/2 O2（氧气）+ H2O（水）RSSR（二硫化物）+ 2 NaOH（氢氧化钠） (2) 塔底的碱液送到碱液再生反抽提纤维膜接触器中与（石脑油）加氢抽余油进行反抽提。3) 烟气脱硫单元该单元采用BELCO公司基于NaOH洗涤液的EDV5000脱硫及LoTOXTM脱硝湿法洗涤系统控制FCCU烟气的工艺技术。(1) SOX脱除原理：SO2（二氧化硫）+NaOH（氢氧化钠） NaHSO3（亚硫酸氢钠）NaHSO3（亚硫酸氢钠）+NaOH（氢氧化钠） Na2SO3（亚硫酸钠）+H2O（水）(2) NOX脱除原理：NO（一氧化氮）+O3（臭氧） NO2（二氧化氮）+O2（氧气）NO2（二氧化氮）+O3 （臭氧） N2O5（五氧化二氮）+O2（氧气）N2O5（五氧化二氮）+H2O（水） 2HNO3（硝酸）HNO3（硝酸）+NaOH （氢氧化钠） NaNO3（硝酸钠）+H2O（水）(3) 亚硫酸钠脱除原理：Na2SO3（亚硫酸钠）+1/2O2（氧气） Na2SO4（硫酸钠）(4) 臭氧发生原理：3O2（氧气） 2O3（臭氧）1.1.3 工艺流程说明催化裂化联合装置由反应-再生部分、分馏部分、吸收稳定部分、热工部分、主风机组部分、气压机部分组成；产品精制单元由干气、液态烃及气柜气脱硫部分，液态烃脱硫醇部分，汽油脱硫醇部分组成；烟气脱硫单元由烟气洗涤部分、排液处理单元、臭氧发生部分组成。1) 催化裂化联合装置(1) 反应-再生部分原料油自上游装置送至本装置进入原料油罐，由原料油泵P-1201A/B抽出后经与分馏二中换热至200左右与回炼油(必要时油浆可回炼)混合后，分八路经原料油雾化喷嘴进入提升管反应器，与高温催化剂接触完成原料的升温、汽化及反应。在分馏二中-原料油换热器(E-1206A/B)后设原料油开工加热器(E-1215)，仅当装置临时停工或开工初期为加热原料油使用。一反出口油气与催化剂通过专利介质分布器进入第二反应区，通过二反低重时空速、长反应时间，为氢转移、异构化反应、芳构化等双分子反应提供条件，降低汽油组分中的烯烃含量并增产丙烯。在第二反应区的入口处设有备用急冷汽油注入点。经粗旋与单级旋分器回收的待生催化剂进入汽提段，在此与蒸汽逆流接触以汽提催化剂所携带的油气，催化剂在汽提段下部分为两路，少量待生剂经待生循环催化剂管线进入二反分布板上方，补充二反的藏量，控制重时空速；大部分催化剂经待生斜(立)管进入烧焦罐。完成反应的油气进入粗旋及单级旋分器脱除催化剂后，经反应油气管线进入分馏塔下部。待生催化剂经待生催化剂分配器进入烧焦罐，在富氧的条件下开始进行烧焦，在催化剂沿烧焦罐向上流动的过程中，烧去约90%左右的焦炭，同时温度升至685。然后从烧焦罐顶部经大孔分布板进入二密相，在690的条件下最终完成烧焦过程。二密相的催化剂分三股离开二密相，第一股再生催化剂经再生斜管进入提升管反应器底部，在干气（或蒸汽）的预提升下，完成催化剂加速、分散过程，然后与雾化原料接触；第二股再生催化剂经外循环管返回烧焦罐下部；第三股催化剂进入外取热器(2台)，取出再生器多余热量，取热后的催化剂返回烧焦罐下部。再生器烧焦所需大部分主风由主风机提供，主风自大气进入主风机，升压至0.45MPa(A)后经主风管道、辅助燃烧室及主风分布管进入再生器。再生器产生的烟气经12组两级旋风分离器分离催化剂后，进入三级旋风分离器S-1101，从中分离出大部分催化剂细粉，大于10m的催化剂颗粒基本除去，以保证烟气轮机叶片长期运转。净化了的烟气从三级旋风分离器出来分为两路：一路经两台蝶阀进入烟气轮机膨胀作功，驱动主风机回收烟气中的压力能和部分热能，作功后的烟气经水封罐和另一旁路经双动滑阀调节放空的烟气汇合后进入余热锅炉回收烟气中的热能，烟气经余热锅炉后温度降低，最后入烟气脱硫单元。从三旋排出的细粉夹带有约35%的烟气要连续从四旋顶排出。为了维持整个系统压力，在放空线上装有临界流速免维护装置。(2) 分馏部分由沉降器R-1101来的反应油气进入分馏塔C-1201底部，通过人字形挡板与上返塔循环油浆逆流接触，洗涤反应油气中催化剂并脱除过剩热量，使油气呈“饱和状态”进入分馏塔进行分馏。分馏塔顶油气经分馏塔顶油气-热水换热器E-1201A-C、分馏塔顶油气干式空冷器EA-1202A-P、分馏塔顶油气冷凝冷却器E-1203A-C冷却至40，进入分馏塔顶油气分离器V-1203进行气、液相分离。粗汽油经粗汽油泵P-1202A/B抽出，进入吸收塔C-1301顶部作为吸收剂；富气进入气压机K-1301；酸性水自酸性水罐V-1207抽出经酸性水泵P-1203A/B加压，部分酸性水洗涤富气，其余送至酸性水汽提装置。轻柴油自分馏塔C-1201第12、14层抽出，自流至轻柴油汽提塔C-1202，经蒸汽汽提后的轻柴油由轻柴油泵P-1205A/B抽出后经稳定塔进料换热器E-1305、轻柴油-富吸收油换热器E-1207、轻柴油-热水换热器E-1208A/B换热后，轻柴油产品100送去柴油加氢装置，去罐区时可再经过轻柴油干式空冷器EA-1209AD冷却至60出装置。贫吸收油经轻柴油干式空冷器EA-1209AD，进入贫吸收油泵P-1206A/B，升压后再经过贫吸收油冷却器E-1210A/B冷却至40，送至再吸收塔C-1303顶部作吸收剂。回炼油自分馏塔29层自流至回炼油罐V-1202，经二中及回炼油泵P-1208A/B升压后分为三路：第一路与原料油混合后进入提升管反应器回炼，第二路返回分馏塔，第三路为分馏塔二中循环油，分馏二中经过分馏二中-原料油换热器E-1206A/B为原料油换热后返回分馏塔。分馏塔过剩热量分别由顶循环回流、一中段循环回流、二中循环回流及油浆循环回流取走。顶循环回流自分馏塔4层塔盘抽出，用顶循环油泵P-1204A/B升压，经气体分馏装置重沸器、顶循环油-热水换热器E-1204AD降至90后返回分馏塔1层。一中段回流油自分馏塔17层抽出，用分馏一中泵P-1207A/B升压，作稳定塔底重沸器E-1311热源，再经分馏一中段油-热水换热器E-1205使温度降至200返回分馏塔12、14层。二中为回炼油泵出口分出的一路，经过与原料换热后，温度降至270后返塔24层。油浆自分馏塔底由油浆泵P-1209A/B抽出，分为三路，一路经油浆蒸汽发生器发生4.0MPa蒸汽，使温度降至280，一路返回分馏塔；另一路经油浆过滤器、油浆冷却器E-1214A/B、E-1214C/D冷却后，用产品油浆泵P-1213A/B升压，经产品油浆后冷器E-1216A/B冷却至90作为副产品送出装置。油浆正常不回炼，若需回炼时，经循环油浆泵出口分支进入原料油总管与原料油混合进提升管反应器回炼，正常情况下油浆不建议回炼。(3) 吸收稳定部分从分馏塔顶油气分离器V-1203来的富气经气压机入口油气分离器V-1301进入气压机K-1301一段进行压缩，然后由气压机中间冷却器冷至40，进入气压机中间气液分离器进行气、液分离。分离出的富气再进入气压机二段，二段出口压力为1.6MPa(A)。气压机二段出口富气经酸性水洗涤后去压缩富气干式空冷器EA-1301A-F冷却，然后再和解吸塔顶气及吸收塔底油混合经压缩富气冷凝冷却器E-1302AF冷却至40，进入气压机出口油气分离器V-1302进行气、液分离。分离后的气体进入吸收塔C-1301用粗汽油及稳定汽油作吸收剂进行吸收，吸收过程放出的热量由两个中段回流取走。贫气至再吸收塔C-1303，用轻柴油作吸收剂进一步吸收后，干气进入干气分液罐V-1313，分液后的干气分成两路，一路作预提升干气，另一路送至产品精制单元脱硫。凝缩油由解吸塔进料泵P-1303A/B从气压机出口油气分离器V-1302抽出，升压后直接进入解吸塔C-1302顶部。由解吸塔底重沸器1 (1.2MPa蒸汽) E-1310、解吸塔底重沸器2(稳定汽油)E-1307和解吸塔中间重沸器(稳定汽油) E-1306提供热源，以解吸出凝缩油中C3组分。脱乙烷汽油由解吸塔底引出，自压经稳定塔进料换热器E-1305与轻柴油换热后送至稳定塔C-1304进行多组分分馏，稳定塔底重沸器E-1311由分馏一中提供热量。液态烃从塔顶馏出，经稳定塔顶干式空冷器EA-1313AL以及液态烃后冷器E-1314AH冷至40后进入稳定塔顶回流罐V-1303，液态烃经稳定塔顶回流油泵P-1307A/B抽出后，一部分作稳定塔回流，其余作为液态烃产品送至产品精制单元。稳定汽油从稳定塔底流出，经解吸塔底重沸器E-1307、解吸塔中间重沸器E-1306、稳定汽油-除盐水换热器换热E-1308A/B后，再经稳定汽油冷却器E-1309A/B冷却至40，一部分作为汽油产品送至产品精制单元，另一部分由稳定汽油泵P-1308A/B升压，送至吸收塔作补充吸收剂。气压机出口油气分离器V-1302分离出的酸性水，自压至酸性水缓冲罐V-1207。(4) 热工部分A 除氧水系统：自装置外来除盐水238.9/296.7t/h（正常/最大）经烟气脱硫单元臭氧发生部分（分出一路至热工分析小屋用冷却水）、稳定汽油-除盐水换热器E-1308A/B换热后进入除氧器V-503A/B除氧（入除氧器前引出一部分用作热工加药系统稀释用水；另有热工分析小屋冷却水回水返回除氧器V-503B除盐水调节阀后），除氧用蒸汽一部分来自装置内1.2MPa过热蒸汽总管，另一部分来自连续排污扩容器V-504闪蒸蒸汽。共产除氧水261.3/323.7t/h（正常/最大）。除氧器出水氧含量小于0.015mg/L。自锅炉给水泵（P-501A/B/C）来的中压除氧水一部分（6.0MPa、104）211.3/240.4t/h（正常/最大）全部送入余热锅炉（F-501A/B）省煤器预热至204/195后，其中161.8/190.9 t/h（正常/最大）送至装置外取热器汽水分离器（V-501A/B）、49.5 t/h送至油浆蒸汽发生器汽水分离器（V-502）；另一部分（6.0MPa、104）50/83.3t/h（正常/最大）减压至2.0MPa后，送至渣油加氢装置。B 蒸汽系统：外取热器中压汽水分离器（V-501A/B）产中压饱和蒸汽（4.4MPa、257）158.6/187.2t/h（正常/最大），循环油浆蒸汽发生器中压汽水分离器产生中压饱和蒸汽（4.4MPa、257）48.5t/h，总计207.1/235.7t/h（正常/最大），送至余热锅炉（F-501A/B）过热至440，装置共产中压过热蒸汽207.1/235.7t/h（正常/最大），气压机背压透平需要用汽85/125t/h（正常/最大），经背压透平后的低压蒸汽减温后送至1.2MPa蒸汽总管。装置剩余122.1/110.7/h（正常/最大）中压过热蒸汽送至系统。来自透平减温后的1.2MPa蒸汽84.5/124.5 t/h（正常/最大），其中7.9t/h经再生器内过热盘管过热至420后供装置防焦、汽提使用，45t/h供催化装置自用，22.4/27t/h（正常/最大）供余热锅炉区除氧器使用，其余送至系统（不足则由系统补充）。C 余热锅炉系统：催化裂化联合装置产生的再生烟气312400Nm3/h （515）经过高温烟道水平进入炉膛，与炉膛下部布置的燃料气1820/2312 m3n/h（正常/最大）补燃燃烧器产生的333919/339736m3n/h（正常/最大）高温烟气混合，混合后的烟气依次经过高温过热器、两台低温过热器、转弯烟道、四波金属膨胀节、两台高温省煤器、双波金属膨胀节、两台低温省煤器、单波金属膨胀节，最后烟气温度降至175后从出口烟道进入烟气脱硫单元。2) 产品精制单元(1) 干气、液态烃及气柜气脱硫部分来自催化裂化的干气经干气冷却器E-2002冷却、干气分液罐V-2001分液后，进入干气脱硫塔C-2001下部。在塔内气体与自塔上部进入的贫胺液逆流接触，贫胺液由干气脱硫贫液泵P-2004A/B提供。气体中的硫化氢和MDEA发生反应，随富胺液自塔底流出。净化干气自塔顶流出，经干气胺液回收器V-2002除去可能携带的胺液，经压力调节阀后进入轻烃回收单元或全厂燃料气管网。来自催化裂化的液态烃经液态烃缓冲罐V-2003缓冲，由液态烃进料泵（P-2001A/B）升压送至液态烃脱硫抽提塔C-2002下部。在塔内液态烃与自塔上部进入的贫胺液逆流接触，贫胺液由液态烃脱硫贫液泵P-2002A/B提供，液态烃中的硫化氢被胺液吸收并随胺液自塔底流出。脱硫液态烃自塔顶流出经液态烃胺液回收器V-2004除去可能携带的胺液后，至液态烃脱硫醇部分。来自气柜气系统的气柜气经气柜气冷却器E-2003冷却、气柜气分液罐V-2007分液后，进入气柜气脱硫塔C-2003下部。在塔内气体与自塔上部进入的贫胺液逆流接触，贫胺液由干气脱硫贫液泵P-2004A/B提供。气体中的硫化氢和MDEA发生反应，随富胺液自塔底流出。净化气柜气自塔顶流出，经气柜气胺液回收器V-2008除去可能携带的胺液，经压力调节阀后进入全厂燃料气管网。自各脱硫塔底流出的富胺液混合后自压至硫磺回收装置。来自硫磺回收装置的贫液经贫液冷却器E-2001A/B冷却至40后进入溶剂缓冲罐V-2005，经干气脱硫贫液泵P-2004A/B升压后送至干气脱硫塔C-2001和气柜气脱硫塔C-2003；经液态烃脱硫贫液泵P-2002A/B升压后送至液态烃脱硫抽提塔C-2002。(2) 液态烃脱硫醇部分脱硫后的液态烃经液态烃-碱液混合器M-3001与稀碱液或废催化剂碱液混合后，进入液态烃预碱洗沉降罐V-3001沉降分离，分离后的碱液由预碱洗循环泵P-3001A/B加压循环使用，新鲜碱液或废催化剂碱液由再生碱液循环泵P-3006A/B间断补充，碱渣自压至碱渣罐V-1006，液态烃经液态烃过滤器S-3003A/B过滤后，从液态烃一级碱洗沉降罐V-3002上部进入液态烃一级碱洗纤维膜接触器FFC-3001，在纤维膜的表面液态烃与自液态烃二级碱洗沉降罐V-3003来的催化剂碱液接触，使含有的硫醇被催化剂碱液抽提出来。然后液态烃和催化剂碱液依靠重力在液态烃一级碱洗沉降罐V-3002沉降分离。为保证液态烃中的硫醇脱除至理想的效果，串联设置两台碱洗纤维膜接触器，脱除了硫化氢及硫醇的液态烃从液态烃一级碱洗沉降罐V-3002的顶部流出，从液态烃二级碱洗沉降罐V-3003上部进入液态烃二级碱洗纤维膜接触器FFC-3002，在纤维膜的表面液态烃与再生后的碱液接触，进一步脱除硫醇，经液态烃二级碱洗沉降罐V-3003沉降聚结分离后的液态烃从液态烃水洗沉降罐V-3004上部进入液态烃水洗纤维膜接触器FFC-3003与除盐水接触，使液态烃中的溶解性杂质溶于水中。从液态烃水洗沉降罐V-3004顶出来的精制液态烃送至气体分馏装置或罐区。除盐水经除盐水过滤器S-3004过滤后，由除盐水加压泵P-3005间断加入，水洗水排至烟气脱硫单元。从液态烃一级碱洗沉降罐V-3002底出来的催化剂碱液经碱液加热器E-3001加热至60并与一定量的空气混合后进入氧化塔C-3001，在塔内碱液中的硫醇盐被空气氧化为二硫化物，碱液得到再生。再生后的催化剂碱液经二硫化物分离罐V-3005分离出二硫化物，经碱液冷却器碱液冷却器E-3002冷却至40后，从碱液反抽提沉降罐V-3006上部进入碱液