常减压培训教程

1、编号： 常减压装置资料常减压装置培训教程常减压车间二oo九年四月目 录第一章 装置简介1一、装置概况1二、主要产品及产品去向1三、装置工艺技术方案1第二章 工艺说明书5一、原料和产品主要技术规格5二、工艺流程简述9三、主要设备选型说明14四、消耗及能耗16五、环境保护21六、职业安全卫生22七、装置对外协作关系25第三章 蒸馏的工艺特点及控制26第一节 电脱盐26一、电脱盐原理26二、电脱盐一般工艺流程30三、电脱盐操作要点31四、电脱盐操作法32五、电脱盐不正常现象及事故处理35六、三注37第二节 常压蒸馏39一、常压蒸馏原理39二、常压蒸馏工艺特点40三、常压系统操作要点40四、常压系统操

2、作法42第三节 减压蒸馏53一、减压蒸馏与吸收脱硫的原理53二、减压塔的工艺特点54三、减压塔与脱硫塔的操作要点55四、减压操作法58五、减压系统的不正常现象及事故处理61第四节 加热炉64一、管式加热炉的形式64二、管式加热炉的一般结构64三、立管立式方箱炉65四、加热炉的燃烧器及其他部件66五、热管式空气预热器68六、加热炉系统的安全、防爆措施69七、加热炉日常操作中的问题及解决方法70八、加热炉事故及处理72九、加热炉日常检查项目73十、加热炉的节能和提高热效率73十一、加热炉的露点腐蚀与防护75第五节 事故应急处理预案76一、事故处理原则76二、事故处理预案761、原油带水762、原油

3、中断773、循环水中断784、装置停电795、dcs系统黑屏806、1.0mpa蒸汽中断817、装置停仪表风818、炉管破裂着火839、常压塔漏油着火8410、除盐水中断8511、油品泄漏后燃烧、爆炸8512、机泵密封泄漏着火8513、换热器漏油着火8614、有毒气体扩散导致中毒86第四章 自动控制及仪表87第一节 自动控制系统组成87一、自动控制系统的组成87二、自动控制系统的分类87三、自动控制系统的方框图88第二节 仪表相关知识90一、测量仪表90二、其他仪表知识94三、仪表字母代号解释95第三节 简单控制系统97一、简单控制系统结构组成97二、连续pid控制及其调节过程98三、控制器参

4、数整定和控制系统投运104第四节 串级控制系统107一、串级调节系统的基本概念107二、串级调节系统的工作工程109三、串级调节系统的特点110四、串级调节系统的投运及参数整定110第五节 其他复杂控制系统112一、均匀调节系统112二、比值调节系统114三、分程调节系统114四、前馈调节系统115五、选择控制系统116第六节 常减压装置自控部分介绍118一、装置自动控制介绍118二、串级控制系统119三、测量及控制仪表120第五章 蒸馏塔132第一节 板式塔的种类和结构134一、板式塔的种类134二、塔盘134三、板式塔的结构136四、板式塔的流体动力学137第二节 填料塔的种类和结构139

5、一、填料塔的总体种类139二、填料的种类和特性139三、填料的流体动力学141四、填料塔与板式塔的比较143第三节 装置塔器类设备简介144第六章 机泵148第一节 常减压装置用泵148一、按用途分类148二、按作用原理分类148三、常减压装置用泵的特点151四、本装置用泵说明151第二节 离心泵155一、离心泵的类型155二、离心泵的基本结构155三、离心泵的型号156四、离心泵的主要性能参数157五、离心泵的吸入特性159六、离心泵的特性曲线159第三节 离心泵的运行、维护、故障及处理162一、离心泵的运行162二、离心泵的维护164三、离心泵的故障处理166第四节 其他类泵操作法171一

6、、计量泵的操作171二、水环泵的操作173第五节 电机176一、常减压装置常用电机176二、常用电机型号含义176三、电动机运行中应注意的问题176四、引起感应电动机的振动和噪音的原因177五、电机的自启动177六、电机线圈烧坏原因178第七章 冷换设备179第一节 概述179一、冷换设备应满足的基本要求179二、冷换设备的分类179三、换热器的结构设计183四、装置换热器简介185第二节 冷换设备操作法191一、换热器的操作191二、冷却器的操作191三、空冷器的操作192四、冷换设备的热紧192五、换热器的故障判断及处理192第八章 腐蚀与防护194一、常减压装置的腐蚀类型与特点194二、

7、腐蚀的监测和防护方法196三、其它部位防腐198第九章 安全及环保199一、炼油装置的防火安全知识199二、炼油装置的防毒安全知识203三、静电和雷电防护知识207四、装置安全规定210五、装置环保要求213六、本装置的安全及环保特点214第一章 装置简介一、装置概况齐鲁分公司胜利炼油厂自2004年加工胜利高硫高酸原油以来，一、二套常减压装置存在着设备材质低、腐蚀严重等安全隐患，为消除这些安全隐患，提高装置的技术水平，实现节能降耗，增加炼油厂的经济效益和综合竞争力，炼油厂新建一套800万吨/年常减压装置，以取代原一、二套常减压装置。新建常减压装置由中国石化集团洛阳石油化工工程公司设计，装置边界

8、总占地为13320m2 ，设计规模为800万吨/年，年开工时间为8400小时。装置为燃料化工型蒸馏装置，主要由换热、闪蒸、常压蒸馏、减压蒸馏、一脱三注、不凝气脱硫等部分组成，采用电脱盐闪蒸罐常压塔减压塔的工艺路线，设计加工的原油为高硫高酸原油和胜利原油的混合油，其中高硫高酸原油670万吨/年，胜利原油130万吨/年。混合原油酸值为1.685mgkoh/g，硫含量为1.97%，属高硫高酸-中间基原油。装置设计的基本原则如下：用先进可靠的工艺技术，选用技术先进、质量可靠的工艺设备、仪器仪表和工程材料，确保装置在技术上的先进性、经济上的合理性和操作上的可靠性。以设计加工原油为基础，减压按深拔至原油实

9、沸点560考虑，装置加工原油为800万吨/年，设计操作弹性为60-105，装置设计未考虑对其它原油的更大适应性。设备和材料立足国内，以最大限度节省投资，加快建设进度。充分依托现有的生产装置、储运及公用工程系统，尽可能减少改造工程投资。与下游装置之间热联合，尽量提高产品出装置温度，减少换热设备数量，节约投资。认真执行国家和地方环保、安全、卫生法律法规，“三废治理”做到“三同时”。采取先进成熟的节能措施，降低装置能耗。二、主要产品及产品去向主要产品：石脑油、柴油、蜡油和减压渣油。产品去向： 气体：常顶不凝气增压后送焦化装置；减顶气经脱硫后送本装置加热炉；石脑油：去连续重整罐区；柴油（常一线油）：去

10、加氢罐区；柴油（常二线油）：柴油加氢装置或加氢罐区、去八罐区或电精制；柴油（常三线油）：去柴油加氢装置或加氢罐区；柴油（减 顶 油）：去四罐区；柴油（减一线油）：去一催化或三罐区或加氢装置； 蜡油（减二线油）：去ssot（单段高压蜡油加氢裂化装置）或加氢裂化罐区；蜡油（减三线油）：去一催化、去vrds（渣油加氢处理）或加氢裂化罐区或蜡油加氢装置；蜡油（减四线油）：去vrds（渣油加氢处理）；减压渣油：去南焦化、北焦化、一罐区。三、装置工艺技术方案1、工艺技术路线装置设计加工原油为高硫高酸原油和胜利原油的混合原油，混合原油酸值为1.685 mgkoh/g，硫含量为1.97%（m），属高硫高酸-中

11、间基原油。装置生产石脑油、柴油（加氢原料）、蜡油（加氢原料、催化原料）和减压渣油（焦化原料）。装置采取的工艺技术路线为原油换热电脱盐原油换热闪蒸闪底油换热常压炉常压塔减压炉减压塔的三级蒸馏路线，减压采用深拔工艺技术。装置内设置不凝气脱硫设施，采用甲基二乙醇胺洗脱硫工艺。2、工艺技术方案本装置为大型的燃料型蒸馏装置，根据本装置原油高硫高酸的特点及对产品品种及质量的要求，通过采用先进的工艺技术和设备技术，以保证装置在适应性和可操作性、总拔出率、产品品种及质量、能耗指标、环境保护、安全卫生和长周期运转等方面均达到较高水平。主要采用的工艺技术方案如下：塔顶瓦斯全部回收利用常顶不凝气经增压泵增压后送焦化

12、装置，减压塔顶瓦斯在装置内脱硫后作为加热炉燃料。电脱盐设施因原油评价数据中暂没有确切的原油含盐数据。根据近期加工原油的含盐量数据，暂定原油含盐量5070mg，设计按设置两级电脱盐考虑（一级一个罐），考虑到所加工原油较重，酸值较高，采用“交直流低速电脱盐脱水技术”。主要特点是在强电场中采用半波直流电场，节电明显。脱盐效率高，性能稳定。本设计按以下指标要求脱盐效果：脱后原油含盐：3-5mgnacl/l；脱后原油含水：0.2%；脱盐排水含油：200ppm。板式塔采用高性能塔板分馏塔，作为常减压蒸馏单元的核心设备，塔内件综合性能的高低，直接影响到装置的建设投资和操作性能等。综合性能优良的塔板，不仅应该

13、具有高的通量，同时又应该具有高的分离效率。而这两方面是由高效的塔盘、合理的降液管及鼓泡促进器等综合作用的结果。常压塔、常压汽提塔均采用高性能内件。采用有效措施提高轻油收率采用有效措施增加石脑油收率适当增加常压塔顶到常一线的塔盘数和常一线汽提塔的塔盘数，尽量提高石脑油收率。采用有效措施尽可能提高轻油收率通过常压塔底部采取高效汽提和减压塔设置柴油分馏段，有效地提高柴油收率。减压采取深拔技术装置减压拔出切割按约560考虑，减压塔需按深拔进行设计。决定减压拔出率的关键是减压塔汽化段的温度和压力，降低汽化段压力和提高汽化段的温度都能提高减压部分的拔出率。采用全填料减压塔技术全填料减压塔技术包括高效规整填

14、料及高效液体分配器和液体收集器等内件。减压塔是装置内核心分馏塔之一，担负着为下游装置提供满足其进料要求的减压蜡油和提高装置总拔出率的重任。在塔顶真空度一定的情况下减压塔中采用规整填料可以有效的降低全塔压降，从而降低减压塔闪蒸段的压力，达到提高拔出率的作用，实现减压深拔。国内已有若干套大型减压装置减压塔采用全填料，技术相对成熟。减压塔底注入适量蒸汽减压塔底注入0.3mpa蒸汽800kg/h，采用微湿式带汽提操作，提高减压拔出率，提高产品质量。减压炉管注入适量蒸汽减压炉管注入1.0mpa蒸汽1200kg/h可以降低油气分压，提高加热炉管内介质流速，减少常底油在炉管内的停留时间，一定程度上还可以避免

15、炉管结焦及油品裂解。设置洗涤段良好的洗涤段，是有效降低蜡油残碳、比色、重金属含量的重要措施。进料口设置进料分配器影响深拔蜡油质量的关键在于减少雾沫夹带，因此需要在减压塔进口设置雾沫夹带量小，气体分布均匀的进料分配器。塔底设置急冷油控制塔底温度，防止塔底油大量裂化采用低速转油线、减压炉管逐级扩径、炉管吸收部分转油线热胀量技术采用高效减压抽真空成套技术，以保证塔顶具有较高的真空度减顶抽真空采用蒸汽抽真空和机械抽真空组合工艺由于装置规模较大，采用蒸汽抽真空和机械抽真空系统组合工艺，节能效果较为理想，目前在国内已建成、在建、拟建的大型蒸馏装置普遍采用。本设计考虑设置减顶增压器、一、二级抽空器和液环真空

16、泵，正常操作时末级抽真空采用机械抽真空，末级抽空器作为备用。应用“窄点” 换热网络优化技术和采用强化传热设备综合“窄点”换热网络优化技术综合运用htri传热软件及lpec开发的hens传热软件等，在采用“窄点” 技术的基础上，对窄点温差、热量回收率、换热终温及设备投资等方面予以优化，从而获得优化的换热网络，并适当采用高效强化传热设备，以提高传热效率，降低设备投资。换热网络热量回收优化分析采用hens等软件进行了网络合成与调优。经计算，换热网络最经济窄点温差约为24。基本换热网络的优化确定 通过进行换热网络优化设计和分析，采用网络基本结构为4-3-2型，即脱前原油4路、脱后原油3路和闪底油2路。

17、该网络原油进电脱盐温度155，进闪蒸塔温度约237，换热终温约为310（已考虑热损失、脱盐温降等）。冷换设备的优化选型在冷换设备的选型中，充分考虑了设备的大型化，即尽量选用相对壳径较大的换热器，以减少换热器的设备台位数。同时，为减少换热器面积，降低设备投资，适当采用一些双弓板、波纹管等具有强化传热措施的冷换设备。常顶气、减顶气脱硫由于装置加工高硫高酸原油，不凝气中硫化氢含量较高，须对不凝气进行脱硫后再作为燃料使用。采用甲基二乙醇胺作为吸收剂，吸收不凝气中的硫化氢。减顶气，采用减顶抽空系统末级液环泵增压后直接进吸收塔进行胺吸收；常顶不凝气经液环泵增压后送焦化装置。采用有效的工艺和设备防腐、抗腐措

18、施装置加工高硫高酸原油，装置设置一脱三注，从工艺上采用防腐措施。此外根据物料性质和操作温度和压力，遵照有关技术标准和规定，进行设备和管道的选材。通过工艺和设备联合防腐措施，满足长周期安全运行，达到3年一修。采用装置间热联合装置的产品全部为中间产品，需经下游装置进一步加工。为减少装置间物流重复换热和冷却的负荷，减少操作费用，装置生产的蜡油及减压渣油在换热后直接热出料进入下游装置，为保证在下游装置短期停工时装置能正常生产，设置备用冷却措施。采取低温热回收技术对装置低温位热量采用以下的方法进行回收利用，降低装置的公用工程消耗及装置总能耗。设置常顶循，尽量多回收常压的余热。考虑在常顶油气中仍可回收部分

19、低温热，设计中考虑预留了油气与热水换热的位置。采取措施降低装置的水消耗部分产品采用热出料，降低冷却负荷，节省冷却用水。电脱盐注水采用净化水，二级排水回注一级，节省注水量。较多采用空冷器，节省冷却用水。3、主要工艺技术方案特点装置的特点根据油品性质，采用闪蒸-常压-减压蒸馏路线。装置加工高硫高酸原油，采用工艺防腐、设备和管线选抗腐材料相结合的方法，保证长周期安全生产。常压炉及减压炉采用立管立式方箱炉。 常压塔、减压塔等装置内塔器等均采用单系列。除闪蒸塔底和常压塔底泵外，装置机泵按一台操作一台备用的方案考虑。常三线、减二线、减压渣油泵考虑了接力泵方案。选用大型冷换设备，同时兼顾采取适当强化措施。减

20、顶采用蒸汽和机械联合抽真空技术和设备，节约蒸汽耗量。常顶及减顶不凝气采用液环增压泵增压后脱硫，作为加热炉燃料。采用大跨线，减少阀门个数。充分体现装置的各项指标所具有的先进性高产品质量的保证措施常压塔等通过设置足够的高性能塔盘，提高分馏效率和侧线产品分离精度。减压塔通过采用高效规整填料、先进液体分配器和集油箱、低压降的高效气液进料分配器等，有效地提高蜡油产品质量。具有较低的用能消耗通过能量优化利用，在减压深度拔出等条件下，装置总能耗为9.57kg标油/ t原油，达到先进水平。具备长周期的运行性能。通过采用各种有效的工艺技术和有效的设备技术，使得装置可以长周期运行，满足装置运行周期达到3年以上。第

21、二章 工艺说明书一、原料和产品主要技术规格1、原料装置加工原油为高硫高酸原油及胜利混合原油，其中高硫高酸原油670万吨/年，胜利混合原油130万吨/年。高硫高酸原油性质见表2-1-1、表2-1-2，胜利原油性质见表2-1-3、表2-1-4。上述两种混合原油的主要性质见表2-1-5、2-1-6。表2-1-1 高硫高酸原油一般性质1样品名称高硫、高酸原油20元素分析/m%c/2采样时间2006.8.12h/3采样地点联合装置s2.144密度（20）/gcm-30.9437n0.575密度（15.6）/gcm-30.947221微量金属含量 / ppmfe6.26运动粘度/mm2s-150388.0

22、ni20.98080.04cu0.67盐含量/mgnacll-1/v3.188闪点（开口）/115ca22.29凝 点 / 12na1.110水 份 / m%0.15mg1.8711灰 份 / m%0.01822馏程初馏点 / 15512残 炭 / m%7.68160馏出率/v%/13沥青质 / m%2.88180馏出率/v%1.814胶 质 / m%19.92200馏出率/v%2.115蜡含量 / m%/220馏出率/v%3.016酸 值$ /mgkohg-11.29240馏出率/v%4.817酸 值* /mgkohg-11.74260馏出率/v%6.818api017.89280馏出率/v

23、%9.019特性因数 k11.73300总馏出量/v%14.2说明：酸值$：采用gb/t264-91石油产品酸值测定法；酸值*：采用gb/t7304-2000石油产品和润滑剂酸值测定法（电位滴定法）。表2-1-2 高硫高酸原油实沸点蒸馏数据沸点范围/收率 /m%沸点范围/收率 /m%每馏分累积每馏分累积hk1601.641.643503954.0122.261602102.183.823954103.1025.362102502.656.474104253.1128.472502752.438.904254403.6132.082753002.4111.314404604.7036.78300

24、3253.4214.734604805.8042.583253503.5218.254805005.1447.72表2-1-3 胜利原油一般性质密度20g/ml0.9220凝固点25运动粘度50 100mm2/s222.8026.82酸值mgkoh/g1.40水分m%0灰份m%0.016残炭m%6.99沥青质m%0.39胶质m%23.66蜡含量m%10.8硫含量m%1.08氮含量m%0.73金属分析ppmfe9.05ni30.73cu0.02v2.04原油类别含硫中间基表2-1-4 胜利原油实沸点蒸馏数据沸点范围/收率 /m%沸点范围/收率 /m%每馏分累积每馏分累积650.360.36300

25、3253.8217.64611000.550.913253503.0920.731001251.272.183503754.3625.091251500.913.093753953.8228.911501750.914.003954254.7333.641752001.825.824254758.7242.362002251.277.094755005.9447.302252502.009.095005304.8052.102502752.1811.275305604.5656.662753002.5513.8256042.0198.67说明：以上原油性质分别摘自高硫、高酸混合原油评价报告胜利

26、炼油厂炼油检测中心2006.09.20、大庆、胜利原油深拔试验中国石化抚顺研究院。表2-1-5 混合原油一般主要性质密度20g/ml0.9402酸值mgkoh/g1.68硫含量m%1.97表2-1-6 混合原油实沸点蒸馏数据沸点范围/收率 /m%沸点范围/收率 /m%每馏分累积每馏分累积2506.906.903253503.4518.652502752.399.2935042510.6629.312753004.1111.7242550018.3447.653003253.4915.202、产品产品主要规格产品主要规格见表2-1-7。表2-1-7 产品主要规格产品名称控制指标备注常顶油astm

27、 d86 ep = 1605重整料常一线油astm d86 ep= 230-250加氢原料常二线油astm d86 ep= 310-325加氢原料常三线油astm d86 95%365加氢原料减一线油astm d86 95%365催化原料减二线油astm d1160 95%530加氢裂化原料减三线油na+ 1ppm; ni+v15ppm催化原料减四线油vrds原料减压渣油500以下馏分2%焦化原料产品主要性质见表2-1-8。表2-1-8 主要产品性质表项 目石脑油常一线油常二线油常三线油比重d（20/4）0.75050.80800.84950.8746特性因数k11.811.811.811.8

28、恩氏蒸馏常压astmd86ip145.4151.8156.55%73.8172.2227.5267.210%108.8179.0244.6293.830%118.3189.5257.1308.350%124.8199.0266.8317.270%133.7210.8279.3332.590%145.5227.0297.8360.295%153.5234.6304.6364.9ep161.2245.8318.1375.0备 注为裂化数据项 目减一线减二线减三线减四线减压渣油比重d（20/4）0.86920.92250.95450.98101.0084特性因数k11.811.7411.7311.7

29、311.75恩氏蒸馏减压astmd1160ip248.2351.0412.5413.9472.35%280.2385.9451.9491.6518.810%293.9397.9463.1521.1546.930%311.3422.3495.1566.0598.350%321.0441.2516.2588.2631.870%332.1465.2541.6608.0702.190%351.0498.1577.3637.2857.795%358.8517.0594.4662.9911.6ep373.2544.2609.9688.4947.0备 注柴油astm d86蜡油蜡油vrds原料焦化原料3、物

30、料平衡装置原油加工量为800万吨/年，物料平衡按年开工时数8400小时计。装置物料平衡见表2-1-9。 表2-1-9 装置物料平衡表序号馏 分名 称收率wt%流率kg/h流率t/d流率104t/a一原 油1高硫高酸油83.7579762019142.9670.002胜利混合油16.251547603714.2130.00合计100.0095238022857.1800.00二产 品1气体+损失0.25235056.42.002石脑油1.7116300391.213.703常一线油3.7335500852.029.804常二线油5.98570001368.047.905常三线油7.0967500

31、1620.056.706减顶油0.29280037.22.407减一线油3.1229670712.124.908减二线油20.251929004629.6162.049减三线油16.101532903679.0128.8010减四线油3.5734000816.028.6011减压渣油37.913610708665.7303.2012合计100.0095238022857.1800.0013常压拔出率%18.7714减压拔出率%43.32二、工艺流程简述1、工艺流程简述常压部分原油自罐区来进装置后均分4路。第一路原油依次经e-102（原油-常一线换热器）、e-103（原油-常一中（）换热器）和e

32、-104a.b.c（原油-减压渣油（）换热器）与热源换热到147。 第二路原油依次经e-101a（原油-常顶循换热器）、e-105（原油-减一中换热器）、e-106a.b（原油-常二线（）换热器）和e-107（原油-减三线换热器）与热源换热到145。 第三路原油依次经e-101b（原油-常顶循换热器）、e-109a.b（原油-减二线及二中（）换热器）与热源换热到150。 第四路原油依次经e-101c（原油-常顶循换热器）、e-110（原油-减二线换热器）、e-111a.b（原油-常三线（）换热器）和e-112（原油-常一中（）换热器）与热源进行换热到141。 上述四路原油混合后经e-113（原

33、油-减压渣油（）换热器）与热源换热到155后进电脱盐部分进行脱盐脱水，原油经电脱盐后均分成三路，第一路脱后原油依次经e-114（原油-常二中（）换热器）、e-115 a.b（原油-减四线（）换热器）和e-116 a.b（原油-减渣（）换热器）与热源换热到237。 第二路脱后原油依次经e-117（原油-常三线（）换热器）、e-118a.b（原油-减二线及二中（）换热器）和e-119 a.b（原油-减三线及三中（）换热器）与热源换热到237。 第三路脱后原油依次经e-120（原油-常二线（）换热器）、e-121（原油-减三线及三中（）换热器）和e-122a.b（原油-减二线及二中（）换热器）与热源

34、换热到237。上述三路脱后原油合并后进t-101（闪蒸塔）。 t-101（闪蒸塔）塔顶油气进塔t-102（常压塔）。闪底油由p-102a.b.c（闪底油泵）抽出均分两路与热源换热。第一路闪底油依次经e-123（闪底油-常二中（）换热器）、e-124a.b.c.d（闪底油-减三线及三中（）换热器）、e-125 a.b.c.d（闪底油-减压渣油（）换热器）和e-126（闪底油-减四线（）换热器）换热到约306。 第二路闪底油依次经e-127（闪底油-常三线（）换热器）、e-128（闪底油-减压渣油（）换热器）、e-129 a.b.c.d（闪底油-减三线及三中（）换热器）和e-130 a.b.c.d

35、（闪底油-减压渣油（）换热器）换热到约314。 上述两路闪底油合并后约310进入f-101（常压炉），加热至373后进入t-102（常压塔）。 t-102塔顶油气经ea-101al（常顶油气空冷器）及e-131（常顶油气冷却器）冷凝冷却到40后进入v-102（常压塔顶回流罐）进行气液分离。分离出的常顶油经p-103a.b（常项油泵）抽出，一部分作为常顶回流，另一部分作为产品出装置。分离出的含硫污水经泵p-119a.b（常顶排水泵）送往酸性水汽提装置。分离出的不凝气经p-124 a.b（不凝气水环泵）加压后送至焦化。常一线油从t-102第14层塔板自流进入t-103（常压汽提塔）上段，采用蒸汽进

36、行汽提，常一线油由p-105a.b（常一线泵）抽出，经e-102、ea-102（常一线空冷器）和e-132（常一线油冷却器）换热冷却至40送到柴油加氢罐区。常二线油从t-102第24层或第26层塔板自流进入t-103中段，采用蒸汽进行汽提（根据情况决定是否开），汽提后的常二线油由p-107a.b（常二线泵）抽出，经e-120、e-106 a.b、ea-103a.b（常二线空冷器）换热冷却至60送到柴油加氢装置。加氢装置暂时不开时，再经e-133（常二线冷却器）冷却至50送到罐区。常三线油从t-102第34层或36层塔板自流进入t-103下段，采用蒸汽进行汽提（根据情况决定是否开），汽提后的常三

37、线油由p-109a.b（常三线泵）抽出，经e-127、e-117、e111a.b和ea-104a.b（常三线空冷器）换热和冷却至80，再经p-134a.b（常三线接力泵）加压送到柴油加氢装置。加氢装置暂时不开时，常三线再经ea-105a.b（常三线空冷器）冷却至55后，经p-134a.b（常三线接力泵）加压送出装置。常顶循油由泵p-104a.b（常顶循油泵）自t-102第4层塔盘抽出，经e-101a.b.c换热后返回第1层塔盘上。常一中油由泵p-106a.b（常一中油泵）自t102第18层塔盘抽出经e-112、e-103换热后返回第15层塔盘上。常二中油由泵p-108a.b（常二中油泵）自t1

38、02第30层塔盘抽出，经e-123、e-114换热后返回第27层塔盘上。常压塔底油由泵p-110a.b.c（常底油泵）抽出送f-102（减压炉）升温到约403后进入减压塔。减压部分减顶油气经ej-101a.b（减顶增压器）、e-144 a.b（减顶增压冷凝器）后，液相（油和水）经大气腿进入v-103（减顶一级油水分离罐），未凝气体经ej-102a.b（减顶一级抽空器）、e-145a.b（减项一级抽空冷凝器）后，液相（油和水）经大气腿进入v-103，未凝油气经p-125（减顶水环泵）增压后，气、油、水的混合物在v-104（减顶二级油水分离罐）中分离，不凝气经v-107（减顶气液封罐）、v-108

39、（减顶气分液罐）至t-105（减顶不凝气脱硫塔）进行脱硫后，不凝气进v-126（减顶脱硫不凝气分液罐）分液后进加热炉燃烧。ej-103（减顶二级抽空器）和e-146（减顶二级抽空冷凝器）作为液环泵的备用设备。v-103中的油经泵p-111a.b（减顶油泵）抽出后送出装置，v-103中的水经泵p-120a.b（减顶排水泵）抽出分两路，一路送出装置，一路通过v108v107v103进行循环，来保持密封液的液位和液体更新，同时防止这些罐结垢。v-104中的油自流到v-103中。v-104中的水由泵p-126 a.b（减顶水环泵供水泵）抽出经e-142（减项水坏泵冷却器）冷却后送到p-125。减一线及

40、一中油由泵p-112 a.b（减一线及一中泵）抽出分三路，一路作为内回流返塔，一路经e-105、ea-106a.b.c（减一中空冷器）、e-135（减一中冷却器）冷却到50后返塔，另一路作为产品至一催化，或经ea-107a（减一线空冷器）冷却至90至加氢装置或再经ea-107b（减一线空冷器）冷却至60至三罐区。减二线及二中油经泵p-113a.b（减二线及二中泵）升压后依次经e-122 a.b、e-118 a.b和e-109 a.b与冷源换热到167分两路，一路作为回流返回减压塔；另一路经p-135a.b（减二线接力泵）加压后经e-110换热到150分两路，一路至加氢裂化装置，一路经e-136（减二线冷却器）冷到120后与减三线合并至加氢装置。当加氢裂化装置临时停工时，减二线油经e-136（减二线冷却器）冷到120送加氢裂化原料罐区。减三线及三中油经泵p-114 a.b（减三线及三中泵）升压后分两路，一路作为内回流返回减压塔，另一路依次经e-129a.b.c.d、e-124 a.b.c.d、e-119 a.b和e-121换热到228后分两路，一路作为回流返回减压塔