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AVD工艺流程说明
1.5.1原油系统
原油进装置由原油泵升压，分四路去换热系统。换热一路依次与减一线及减顶循（2）（E1-001/1,2）、常三线（4）（E1-002/1，2）、减三线（E1-003/1～4）换热至128℃；换热二路依次与常四线（4）（E2-001/1，2）、常五线（2）（E2-002）、常二线（2）（E2-003）、常一中（2）（E2-004/1～3）换热至149℃；换热三路依次与常二线（3）（E3-001）、减二线（2）（E3-002）、减一及减顶循（1）（E3-003）、常渣（4）（E3-004）、常四线（3）（E3-005）换热至119℃；换热四路依次与常顶循（E4-001/1～3）、减二线（1）（E4-002）换热至123℃。四路合并进电脱盐部分。在电脱盐部分，原油分二路，一路与注水、破乳剂相混合进入一级电脱盐罐（D-001/1），另一路与注水、破乳剂相混合进入一级电脱盐罐（D-001/2）。二路原油经过D-001/1，2后合并再与注水、破乳剂混合进入二级电脱盐罐（D-001/3），在此脱盐脱水。电脱盐注水自污水汽提装置由泵送来，在E-009/1，2和含盐污水换热升温后分别注入D-001/1～3。含盐污水经和脱硫净化水换热，经循环水冷却（L-009）到50℃后排至含盐污水系统，破乳剂、注水均由泵注入。
自D-001/3出来的脱盐后原油分四路重新进入换热网络进一步换热。换热一路和常渣（3）（E1-011/1～8）换热到223℃，换热二路依次与常二线（1）（E2-011/1，2）、常三线（2）（E2-012/1，2）、常二中（2）（E2-013/1～4）换热至240℃;换热三路依次与常三线（3）（E3-011）、减渣（5）（E3-012/1～4）、减二及减一中（E3-013/1～4）换热至237℃；换热四路依次与常一中（1）（E4-011/1～3）、减渣（4）（E4-012/1，2）、常三线（1）（E4-013）、常四线（2）（E4-014）、常五线（1）（E4-015/1，2）换热至242℃。四路合并（225℃）后进入初馏塔（C-001）。
1.5.2初馏塔系统
初馏塔共23层塔盘，采用石油大学研制的船形浮阀。
初顶油气自塔顶馏出，注入氨水、缓蚀剂、水后，部分加热自减顶抽空器水冷器来的新鲜水（L-001/1）、部分经循环水冷却器（L-001/2）冷却，然后二路物料混合（60℃），去初顶后冷器（A-026/1～3）进一步冷却至40℃，进入初顶回流产品罐（D-002），不凝气自压至催化容201回收轻烃，或排至系统低压瓦斯线，罐底脱水排至碱性水罐。油品由初顶回流及产品泵（P-004/1，2）抽出，部分打至初馏塔（C-001）顶23层作回流，部分作为直馏汽油或重整料送出装置。初馏塔侧线产品由初侧泵（P-035/1，2）抽出，送到常压塔上部进一步分馏。初底油由初底泵（P-002/1，2）抽出分两路换热，第一路依次和减渣（3）（E1-021/1，2）、常渣（2）（E1-022）、常二中（1）（E1-023）、减渣（2）（E1-024/1，2）、常渣（1）（E1-025/1～4）换热到301℃；第二路依次和减三及减二中（2）（E2-021）、常四线（1）（E2-022）、减三及减二中（1）（E2-023/1～3）、减渣（1）（E2-024/1～4）换热到301℃。二路合并后至常压炉（F001/1，2），加热至365℃进入常压塔。
1.5.3常压塔系统
常压塔共56层塔盘，采用石油大学研制的船形浮阀。
常顶油气自塔（C-002）顶馏出，注入氨、缓蚀剂、水后，部分和脱盐水换热（L-015/1，2），部分经空冷（A-021/1-11）冷凝冷却，二路合并（60℃）进入常顶回流罐（D-003），罐底脱水排至碱性水罐，油品由泵（P-005/1，2）抽出送至常压塔顶作回流。部分油品和罐顶的气体一起进入空冷（A-027/1-2）冷凝冷却后进入常顶产品罐（D-004），罐顶不凝气自压至低压瓦斯系统。罐底脱水排至碱性水罐，油品由泵（P-006/1，2）抽出和初顶油一起出装置。
常一线从C-002第44，46，48层抽出，流入常压汽提塔（C-003）第一段，再用常一线泵（P-038/1，2）抽出，再经空冷（A-029）冷却到45℃出装置。常二线从C-002第34，36，38层抽出流入常压汽提塔（C-003）第二段，再用常二线泵（P-007/1，2）抽出，顺次与原油换热（E2-011/1，2、E2-003、E3-001），再经空冷（A-022/1，2，A-028）冷却到45℃，至常二线碱洗、水洗电精制器精制后分灯煤、航煤出装置。常三线从C-002第22层抽出流入常压汽提塔（C-003）第三段，再用常三线泵（P-008/1，2）抽出，顺次与原油换热（E4-013、E2-012/1，2、E3-011、E1-004/1-2、），再经空冷器（A-023/1-4）冷却到60℃，至常三线碱洗、水洗电精制器精制后送出装置。常四线从C-002第14层抽出流入常压汽提塔（C-003）第四段，再用常四线泵（P-010/1，2）抽出，先经过ER-001再顺次与原油换热（E2-022、E4-014、E3-005、E2-001/1，2），再经空冷器（A-024/1-2）冷却到60℃，至常四线碱洗、水洗电精制器精制后送出装置。常五线由5层下集油箱抽出（P-009/1，2），顺次与原油换热（E4-015/1，2，E2-002）换热到92℃左右和减三线合并经换热冷却后送出装置。常压塔设三个中段回流，常顶循环由泵（P-030/1，2）抽出和原油换热（E4-001/1～3）后约（83℃）返回分馏塔作回流。常一中由泵（P-012/1，2）抽出顺次与原油换热（E4-011/1～3、E2-004/1～3），换热到151℃返回分馏塔作回流。常二中由泵（P-013）抽出，顺次与原油换热（E1-023，E4-013/1～4）到210℃返回分馏塔。常压渣油由常底泵（P-003/1，2）抽出，一部分顺次和原油换热（E1-025/1～4，E1-022，E1-011/1～8，E3-004）换热到149℃送至催化装置作原料。另一部分常渣分四路进减压炉（F-002），加热到385℃进减压塔。
1.5.4减压系统
减压塔采用微湿式减压蒸馏操作，抽真空系统由三级抽空器和配套的冷凝冷却器组成。减顶油气经增压器EJ-001/1，2升压后进入冷凝器（L-002/1，2），冷凝冷却至30℃，绝大部分油及水蒸汽都冷凝为液体自流至减顶分水罐（D-005）。未凝气体依次经一级抽空器（EJ-002/1，2）一级抽空冷凝器（L-003/1，2），二级抽空器（EJ-003/1，2），二级抽空冷凝器（L-004），进行两次升压和冷凝冷却，最后不凝气去加热炉作燃料。凝结水和油在D-005内分离，减顶油用减顶泵（P-016/1，2）抽出作为柴油馏分送出装置，罐内含硫污水由泵（P-036/1，2）抽出，送至污水汽提装置。
减压塔设三个侧线，减一线由泵（P-018/1，2）抽出，顺次和原油 换热（E3-003、E1-001）至59℃，一部分送出装置，另一部分再经水冷器（L-025/1，2）冷却到50℃，返回到减压塔顶作循环回流。减二线油自减压塔（C-004）流到减压汽提塔（C-005）上段，再由减二线及减一中泵（P-020/1，2）抽出和原油换热（E3-013/1-4）至210℃，一部分返回减压塔作一中回流，另一部分继续和原油换热（E4-002、E3-002）到111℃送到催化装置作原料或经冷却器（L-007）冷凝后去罐区。减三线油自塔C-004流到减压汽提塔中段，再由减三线及减二中泵（P-021/1，2）抽出和原油换热（E2-023/1～3，E2-021）到247℃，部分返回减压塔作二中回流；另一部分继续和原油换热（E1-003/1～4）到100℃，送到催化装置作原料或经冷却器（L-006/1，2）冷却后去罐区。减压渣油由泵（P-015/1-3）抽出，顺次和原油换热（E2-024/1～4、E1-024/1，2、E1-021/1，2、E4-012/1，2、E3-012/1-4）到158℃，直接去焦化装置作原料或经冷却器（L-008/1-4）冷却后去渣油罐区。
装置设有三塔顶注氨水、注缓蚀剂、注碱性水及原油注水、注破乳剂系统及相应的配套设施，以及油品精制用的碱液配制系统。
HC装置生产流程简述
（1）反应部分
来自罐区的原料油，首先进入原料油缓冲罐D101脱除原料中的游离水，经原料油升压泵P101升压后，至分馏部分柴油/原料油换热器E206，与柴油换热至110℃，再经自动反冲洗过滤器SR101除掉原料油中的杂质后，进入滤后原料油缓冲罐D102，D101、D102用氮气密封进行惰性气体保护，防止与空气接触，氧化，有胶质生成。
自D102来的原料油，经反应进料泵P102升压至12.0MPa后，进入生成油/原料油换热器E102与反应生成物换热，从循环氢压缩机K102来的循环氢和与新氢压缩机K101来的新氢（12.0Mpa）混合后进入生成油/混氢换热器E103与反应生成物换热，然后与经E102换热后的原料油混合，进入生成物/混合物换热器E101与生成物换热。然后入反应进料加热炉F101加热后进入加氢精制反应器R101进行加氢精制反应，将原料油中的硫、氮，氧化合物氢解，烯烃、芳烃饱和，并脱除原料中的金属杂质。精制反应生成物进入加氢裂化反应器R102根据产品需要进行适度加氢裂化反应。精制反应器床层和裂化反应器床层各点温度通过调节冷氢量进行调节。
加氢裂化生成物从R102出来后，依次进入E101、E102、E103、E104分别与进料混合物、原料油、混氢和低分油进行换热，降温至135℃，换热后注入高压软水，洗掉气体中部分硫化氢，氨和铵盐，防止其在管线和空冷器中沉积，结垢.然后进入反应生成物空冷器A101，经冷凝冷却后进入高压分离器D103，在高压分离器中进行气、油、水三相分离。其气体经循压机入口分液罐D105，再次脱除夹带的液体后，经循环氢压缩机K102升压后作为循环氢循环使用，分离出的含硫污水送厂内单塔汽提装置处理，高分中的反应生成物经减压后入低压分离器D104，再次进行低压分离，从D104分出溶解气至燃料气管网，含硫污水与D103分离出的污水混合送出。低分油经反应生成物/低分油换热器E104换热后，至分馏部分。
从轻油制氢装置来的轻油氢和从连续重整装置来的重整氢，经新氢压缩机入口分液罐D106脱液后进入新氢压缩机K101，新氢压缩机共三台，满负荷运行时两开一备，每台压缩机可单独进行0%、50%、和100%负荷操作，经K101升压后的新氢与K102送出的循环氢混合，为反应混氢。K101出口至K101入口设回流付线，通过D103压力控制调节新氢送入量，多余部分经回流付线减压后经新氢返回冷却器E105冷却后返回D106循环。
来自水处理装置的软化水进入软化水注水罐D107，经反应产物注水泵P103升压，注入反应产物空冷器A101入口或E104入口。
为缓解反应系统和换热器结垢，结焦生成，在反应进料泵P102入口注入阻垢剂。
新催化剂开工，采用干法硫化和液氨钝化。硫化剂为二甲基二硫，用注硫泵P104从注硫罐D109抽出升压后，送入F101入口。液氨从液氨罐D108或液氨槽车抽出经注氨泵P105升压后注入裂化反应器R102入口。
反应部分设有四条旁路：
1，系统旁路（即循氢反飞动线）。在循压机K102出口至空冷A101入口设 有旁路线，通过自动阀可正常调节循氢送入量以补偿使用冷氢造成的循氢流量减少。在系统差压增大时，也用做调节系统差压使用。
2，冷油旁路。来自反应进料泵P102的原料油在进入E102前，至经E101 换热后的原料油入炉前设一冷油旁路，用以调节（降低）氢油混合物换热后的温度或入炉F101前的温度。
3，反吹旁路。来自K101，K102的混合氢进入E102前至来自P102的原料 油入E102前设有E102反吹旁路，用在加油前，停油后来平衡E102管，壳程的温差和压差。
冷氢旁路。来自循压机出口的循氢设一侧线，分五路分别接入反应器R101的T1103，T1104床层，反应器R102的入口T1102，床层T1105，T1106，五个冷氢点作为冷氢调节床层温度。
（2）分馏部分工艺流程
中压加氢装置后分馏系统在只有一条侧线的基础上进行调整改造，便于在不同的方案下，生产分子筛脱蜡原料或航煤组份及柴油等产品。
a、生产分子筛料方案
低分油从反应部分来，进入分馏部分，首先与产品分馏塔底柴油换热（E205），然后由加热炉（F201）加热进入产品分馏塔，塔顶气体经塔顶空冷器、后冷器进入塔顶回流罐，回流罐中气体进厂内气体管网后至脱硫装置，回流罐中液体经塔顶回流泵升压后，一部分作为塔的回流，另一部分作为石脑油产品出装置。侧线分子筛料进入汽提塔后，由汽提塔底油泵升压进入E206原料油/一线油、E208采暖水/一线油换热器、A204空冷器，经换热后出装置。塔底柴油与低分油换热（E205），然后与一部分原料油换热（E210），再经塔底空冷器（A203）冷却后出装置。其流程图见附图1。
b、 生产航煤组分方案
低分油从反应部分来，进入分馏部分，低分油与产品分馏塔中段回流换热(E205)，进入脱丁烷塔，塔顶产出的液化气去脱乙烷塔和碱洗水洗系统，生产质量合格液化气产品。脱丁烷塔底馏出物由加热炉加热(F202)，进入产品分馏塔，塔顶气体经塔顶空冷器(A202)、后冷器(E204)进入塔顶回流罐(D203)，回流罐中气体进厂内气体管网后至脱硫装置，回流罐中液体经塔顶回流泵升压后，一部分作为塔的回流，另一部分作为石脑油产品出装置。一侧线航煤组分进入一线汽提塔后，从一线汽提塔底油泵（P207）升压进入一线-原料油换热器(E206)、一线—热水换热器（E208）、一线空冷器A203，经换热后出装置。塔底柴油作为一线汽提塔底重沸器（E211）及脱乙烷塔底重沸器热源（E203）后，剩余热量由E210塔底油—原料油换热器回收，然后塔底柴油经过空冷器A204换热后出装置。 DC装置工艺说明
1、反应部分工艺流程
150℃减压渣油从装置外来，进入原料缓冲罐D-3101，经原料油泵P-3101抽出，送入柴油--原料油换热器(E-3101/A～H)、蜡油--原料油换热器(E-3102A～F)、蜡油回流--原料油换热器 (E-3103/A～F)，换热后（278℃）分两股进入分馏塔(C-3102) ,与来自焦炭塔(C-3101A、B)的高温油气接触换热，高温油气中的循环油馏分被冷凝，原料油与冷凝的循环油一起进入分馏塔底，经加热炉辐射进料泵升压后进入加热炉辐射段。
辐射进料经加热炉辐射段加热至500℃左右，出加热炉经四通阀进入焦炭塔底部。高温进料在高温和长停留时间的条件下，在焦炭塔内进行一系列的热裂解和缩合等反应，最后生成焦炭和油气。高温油气和水蒸气混合物自焦炭塔顶逸出去分馏塔下部，焦炭在塔内沉积生焦，当焦炭塔生焦到一定高度后停止进料，切换到另一个焦炭塔内进行生焦。切换后，老塔用蒸汽进行小吹汽，将塔内残留油气吹至分馏塔，然后再改为大吹汽、给水进行冷焦，焦炭塔吹汽、冷焦时产生的大量高温（≥180℃）蒸汽及少量油气进入接触冷却塔，产生的塔底油用接触冷却塔塔底泵抽出，经水箱冷却器（E3114）冷却到110℃，部分打入接触冷却塔顶做洗涤油，部分送入本装置污油脱水罐D-3203A、B。塔顶蒸汽及轻质油气经塔顶空冷器、水冷器后入接触冷却塔顶油水分离器分离，分离出的污油送入本装置污油脱水罐D-3203A、B或送出装置，污水排入储焦池或冷焦水罐，不凝气进入放火炬罐D-3115。
焦炭塔在大吹汽完毕后，打开冷焦水去焦炭塔塔底的控制阀，由冷焦水冷水泵冷焦水储罐D-3204内的冷焦水抽送至焦炭塔进行冷焦。当冷焦水从塔顶溢流进入冷焦水除油罐时。冷焦水除油罐内的冷焦水经冷焦提升泵P-3201抽出，送旋流除油器D-3206除油，最后进空冷进行第二次冷却，冷至70℃以下进入冷焦水储罐内循环使用。当焦炭塔顶温度降至80℃以下，冷焦完毕，停冷焦水泵，塔内存水经泵P-3201提升至空冷，进行冷却后循环使用，焦炭塔移交除焦班除焦。
除焦班以高压水将焦炭塔内焦炭清除出焦炭塔，除焦完毕，将空塔上好顶、底盖后，再对焦炭塔进行赶空气、蒸汽试压，预热，当焦炭塔底温度预热至330℃左右时，甩净甩油罐D-3107内凝缩油，焦炭塔就可转入下一轮生焦生产。
2、分馏部分工艺流程
高温油气和蒸汽自焦炭塔顶至分馏塔下部换热段，再经过洗涤板，从蒸发段上升进入蜡油集油箱以上分馏段分离，分馏出富气、汽油、柴油和蜡油馏分，焦炭聚结在焦炭塔塔壁周围；另一路自塔底抽出，经泵P-3109升压后分两路，一路去换热段的第4层塔板，另一部分返回到换热段下部。
蜡油自分馏塔（C-3102）蜡油集油箱分两部分抽出，一部分蜡油去蜡油汽提塔（C-3103），塔顶油气返回焦化分馏塔32层，塔底油由泵P-3107升压后依次进入原料油-蜡油换热器（E-3102／A～F）、除氧水-蜡油换热器（E-3106/A、B）、蜡油空冷器（A-3104/A、B）和蜡油后冷器（E-3111/A、B），冷却到85℃左右后出装置；另一部分蜡油自流入蜡油回流泵（P-3108）入口，经泵升压后依次进入原料油-蜡油回流换热器（E-3103A～F）、稳定塔底重沸器（E-3303）和蜡油回流蒸汽发生器（E-3108），换热后分两路，一路进入蜡油集油箱下的洗涤板作为洗涤油，另一路返回分馏塔（C-3102）第31层塔板作为上回流，以调节蜡油集油箱气相温度。
中段回流从分馏塔（C-3102）第18层塔板抽出，经中段回流泵（P-3106/A、B）升压后送至解吸塔底重沸器（E-3302），作为重沸器的热源，再经中段回流蒸汽发生器（E-3107/A、B），发汽后分两路，一路返回分馏塔（C-3102）第16层塔板作为回流，另一路去焦炭塔顶油气线作急冷油。
柴油由柴油泵（P-3105/A、B）从分馏塔（C-3102）第14层抽出，经原料油-柴油换热器（E－3101/A～H）后分两路，一路直接返塔12层作为回流；另一路经过富吸收油—柴油换热器（E-3105/A、B）和柴油空冷器（A-3103/1～3）冷却后又分两路，一路出装置；另一路经柴油吸收剂泵（P-3117/A、B）升压后经柴油吸收剂冷却器（E-3109）进一步冷却到40℃后，送往再吸收塔（C-3203）作吸收剂，富吸收剂再经换热后返分馏塔第12层。
分馏塔顶循环回流从分馏塔第3层自流进入燃料气-顶循换热器（E-3104），换热后经顶循环回流泵（P－3104/A、B）升压至顶循空冷器（A-102/A～D）， 冷却后返塔顶层。
分馏塔顶油气经分馏塔顶空冷器（A-3101/A～C）冷却到40℃后，进入分馏塔顶油气分离罐(D-3103)，分离出粗汽油、富气和含硫污水。粗汽油经粗汽油泵(P-3103/A、B)升压后送至吸收稳定系统。富气去富气压缩机（K-3301），含硫污水用含硫污水泵（P-3116/A、B）升压后分三路，一路送出装置，一路去分馏塔顶空冷器前油气线作洗涤水，另一路去压缩富气空冷器前富气线作洗涤水。 3、稳定部分工艺流程
从分馏部分（D-3103）出来的富气被压缩机（K-3301）压缩至1.5MPa，压缩后气体与解吸塔顶解吸气及饱和吸收油混合经湿空冷（A-3301）冷却至40℃后，进入油气分离器（D-3301），分离出富气和凝缩油，为了防止设备腐蚀，在A-3301前注入洗涤水，酸性水靠自压从D-3301排出，和D-3103的含硫污水汇合送出装置。
吸收塔（C-3301）操作压力为1.25MPa，平均吸收温度为45℃。从压缩机出口油气分离器D-3301来的富气进入吸收塔下部，从分馏部分来的粗汽油以及补充吸收剂分别由3层和1层打入，与气体逆流接触。为了保证吸收塔的吸收效果，在吸收塔中部设有一个中段回流，分别从第15层抽出经吸收塔中段冷却器（E-3305／A、B）冷却，然后返回塔的第16层上方，以取走吸收过程中放出的热量（在吸收塔各段温度满足工艺指标时，可不开中段回流）。吸收塔底的饱和吸收油经泵P-3306／A、B加压后，进入湿空冷（A-3301）前。
从吸收塔顶出来的贫气进入再吸收塔底部，与作为吸收剂的贫吸收油逆流接触，以吸收贫气携带的汽油组分，再吸收塔顶压力一般控制在为～1.2ＭPa，温度为～45℃；从再吸收塔顶排出的干气送往催化脱硫装置，塔底富吸吸收油返回分馏塔12层。
自压缩机出口油气分离器D-3301出来的凝缩油经P-3301／A、B加压后，经解吸塔进料换热器（E-3301）与稳定汽油换热到～75℃，进入解吸塔（C-3302）上部，塔底温度约为170℃，解吸塔底重沸器由分馏塔中段回流供热，解吸塔顶气体至湿空冷（A-3301）前与压缩富气、饱和吸收油混合，通过解吸以除去凝缩油中被过度吸收下来的C2和C1组分。
从C-3302塔底的脱乙烷汽油与稳定塔进料换热器（E-3304）换热至175℃进入稳定塔（C-3304），塔底稳定汽油被加热至175℃左右以脱除汽油中C3、C4组份。C-3304顶操作压力为1.0MPa，塔底温度约208℃，以脱除汽油中C3、C4组份。塔底重沸器由分馏塔蜡油回流供热，C4及C4以下轻组份从C-3304顶馏出，分两路，一路经热旁路进稳定塔顶回流罐D-3302，另一路经湿空冷（A-3302）冷凝冷却到约40℃，进入回流罐（D-3302），D-3302液化气用泵P-3304／1,2加压，一部分作为塔顶回流，另一部分作为产品送出装置。塔底的稳定汽油先与脱乙烷汽油和凝缩油换热后，再进稳定汽油空冷器（A-3303），冷却到40℃，其中部分作为产品送出装置去石脑油加氢装置处理。部分用泵P-3303／A、B打入塔C-3301顶作为补充吸收剂。 SRF装置工艺流程说明
1.3.1污水汽提装置工艺流程说明：
自装置外来的混合酸性水，经加入破乳剂后进入原料水脱气罐（V3401）脱出的轻油气送至低压瓦斯管网。脱气后的酸性水先进入原料水罐(V3402)沉降除油，脱出的轻污油进入污油罐（V3409），送至二部罐区，除油后的酸性水进入原料水缓冲罐（V3408）。经原料水进料泵（P3401/AB）加压，再经原料水、净化水换热器（E3401A-F）换热至110℃，进入主汽提塔（T3401）。塔底用汽提塔重沸器（E3404）间接加热汽提以保证塔底温度120℃，汽提塔净化水与原料水换热后，再经过净化水加压泵（P3404/AB）一部分送至装置外回用。一部分经过净化水冷却器（E3403/AB）冷却至40℃，排至含油污水管网。汽提塔顶酸性气被冷凝冷却至85℃后回流入塔顶回流罐（V3403），分出的酸性气（温度为85℃）送至硫磺回收酸性气燃烧炉（F3501），分凝液经塔顶回流泵（P3402/AB）返回塔作回流。
原料水罐顶设置水封罐，密闭有害气体的泄放，减轻对操作环境的污染及保证原料水罐安全运行。
1.3.2溶剂再生装置工艺流程说明
从炼油一部、炼油二部、硫磺回收装置来的富液，合流后经富液过滤器（FI3604）进入闪蒸前贫富液换热器（E3602/AB）与(E3601/AB)来的贫液换热至65℃，然后进入闪蒸罐（V3601），闪蒸气去火炬放空系统，闪蒸后的富液经撇油后由P3602/AB抽出，送入闪蒸后贫富液换热器（E3601AB）与T3601底流出的贫液换热升温至98℃后进入再生塔（T3601）。再生塔底120℃的热贫液，进入闪蒸后贫富液换热器（E3602/AB）壳程换热，再经贫液冷却器（E3603/AB）冷却到40℃后，进入溶剂储罐（V3603）。罐内贫液通过贫液泵（P3601/AB）抽出，一路溶剂返回泵入口线进行循环过滤，一路送至各脱硫装置循环使用。
再生塔顶出来的酸性气经再生塔顶冷凝器（E3604）冷却至40℃后，进入再生塔顶回流罐（V3602），分离冷凝的酸性水作为塔顶回流，酸性气送至硫磺回收酸性气燃烧炉（F3501）。
1.3.3硫磺回收装置工艺流程说明
来自污水汽提装置的富氨酸性气与来自溶剂再生的富H2S酸性气分别分水缓冲后混合，进入酸性气燃烧炉前部，使温度在1250℃－1400℃的情况下进行Claus反应，并使其中的NH3得到完全燃烧分解。另外有小部分富H2S酸性气从炉膛中部进入进行反应。在炉内约65％（V）H2S反应转化为硫，余下H2S中有1/3转化SO2，燃烧所需的空气由鼓风机（C3501ABC）经空气预热器（E3503）用蒸汽预热至160℃供给。燃烧后的过程气一小部分通过两个高温掺合阀分别调节两级转化器的温度，其大部分进入制硫余热锅炉（E3501）冷却至350℃，再进入一级冷凝冷却器（E3502A）冷却至170℃并经除雾后，液硫从一级冷凝冷却器底部经硫封罐（V3503A）进入硫池（V3505），过程气经一级高温掺合阀用炉内高温气流掺合至240℃，进入一级转化器（R3501A），在Claus催化剂作用下，H2S与SO2发生反应，生成硫磺，温度为280℃反应过程气经二级冷凝冷却器冷却至160℃并经除雾后，液硫从二级冷凝冷却器底部经硫封罐（V3503B）进入硫池。过程 气经二级掺合阀，用炉内高温气流掺合至220℃，进入二级转化器（R3501B），在Claus催化剂作用下，H2S与SO2继续发生反应生成硫磺，温度为232℃反应过程气经三级冷凝冷却器（E3502C）冷却至158℃并经除雾后，液硫从三级冷凝冷却器底部经硫封罐（V3503C）进入硫池，尾气再经捕集器（V3504）进一步捕集硫雾后，过入尾气处理系统。
在富H2S酸性气进酸气燃烧炉的管线上设置有酸性气在线分析仪，分析酸性气中H2S及烃类组成，前馈调节进酸气燃烧炉的空气量，以保证过程气中H2S/SO2为2：1，使Claus反应转化率达到最高，减少硫损失。
产生的液硫全部汇集进入硫池，硫池中的液硫通过液硫脱气泵（P3505AB）循环脱气，为了提高脱气效果，向硫池中注入少量的氨，液硫脱出的少量H2S用蒸汽喷射器（EJ3502AB）抽送到尾气焚烧炉（F3502）。脱气后的液硫经由液硫泵（P3504AB）送出装置。
经捕集硫雾后的硫磺尾气在尾气加热器（E3507）中用尾气焚烧炉的高温烟气进行加热升温，硫磺尾气被加热至280℃左右，与外补氢气混合后进入加氢反应器（R3502）。在加氢催化剂的作用下SO2、COS、CS2及液硫，气态硫等均被转化H2S。加氢反应为放热反应，离开反应器温度为360℃的过程气进入急冷塔（T3501）。
尾气在急冷塔内利用循环急冷水来降温。即70℃的急冷水自急冷塔底部流出，用冷水泵（P3601AB）加压后，经急冷水冷却器（F3501AB）冷却后返回急冷水泵入口。因尾气冷却后其中的水蒸气被急冷水冷凝产生的酸性水由急冷水泵送到污水汽提装置处理，操作中由PH值大小确定注入的氨量。急冷后的尾气离开急冷塔顶进入尾气吸收塔（T3502），用MDEA溶液吸收尾气中的H2S及CO2，吸收塔底富液泵（P3502AB）送到溶剂再生统一处理。从塔顶出来的净化尾气进入尾气焚烧炉（F3502）焚烧，由燃料气流量控制炉膛温度。尾气中残留的H2S及其它硫化物几乎完全转化为SO2，焚烧后的尾气经尾气废热锅炉（E3506）和尾气加热器（E3507）吸收热量后，经烟囱排放。
硫磺回收部分事故状态时，酸性气送装置外火炬顶焚烧。当尾气处理部分事故状态时Claus尾气可通过跨线，直接进入尾气焚烧炉焚烧后进入烟囱排空。
废热锅炉（E3501、E3506）产生的1.0MPa蒸汽送至厂1.0MPa蒸汽管网。一、二、三级冷凝冷却器产生的0.3MPa蒸汽供装置内保温，拌热用。不足部分由系统管网补充。
装置内部拌热，夹套拌热，来自溶剂再生，污水汽提装置，5000t/a硫磺回收装置的凝结水，汇集进入凝结水罐（V3506），闪蒸乏汽后，经凝结水泵（P3503AB）分别送至E3501、E3506、E3502ABC，溶剂再生装置回用，剩余的凝结水送出装置。
闪蒸出的乏汽、经乏汽空冷器（E3505）冷凝冷却后，返回凝结水罐循环使用。
HR装置
1、反应部分
焦化汽油、焦化柴油从延迟焦化装置直接进料，为控制加氢反应平稳，应严格控制其进料比例。两种原料进装置后经原料混合罐（D-201）混合，再经原料油泵（P-201/1、2）、过滤器（SR-201/1、2）、原料油脱水罐（D-202）进入原料油缓冲罐（D-203）。原料油过滤和脱水的目的是为了脱除堵塞反应器上部床层的固体颗粒和影响催化剂强度的水分。D-201、D-203用氮气气封保护。
D-203中的原料经反应进料泵（P-202/1、2）升压至9.6MPa（A），经流量控制，与来自新氢压缩机（K-201/1、2）和循环氢压缩机（K-202/1、2）的混合氢混合，首先经混氢原料（I）/反应产物换热器（E-204/1、2）换热，再经由混氢原料（Ⅱ）/反应产物换热器（E-201）与反应产物换热至199℃进入反应加热炉（F-201），加热至303℃进入至加氢反应器（R-201）中，该反应器设置二段催化剂床层，两床层间设有注急冷氢设施。
自反应器（R-201）来的反应产物经混氢原料（Ⅱ）/反应产物换热器（E-201）、汽提塔底油/反应产物换热器（E-202）、低分油/反应产物换热器（E203）、混氢原料（I）/反应产物换热器（E-204/1、2）换热，然后依次经反应产物空冷器（EC-201/1、2）、反应产物后冷器（E-207/1、2）冷却至40℃，进入高压分离器（D-204）。为了防止反应产物中的铵盐在低温部位结晶，通过脱氧水泵（P-207/1、2）将脱氧水注入到（EC-201/1、2）或（E-204/1、2）上游的管道中。
冷却后的反应物在D-204中进行油、气、水三相分离。高分气（循环氢）经K-202/1、2入口分液罐（D-208）分液后，进入循环氢压缩机（K-202/1、2）升压至8.8MPa（G），然后分两路：一路作为急冷氢进入R-201，一路与来自新氢压缩机（K-201/1、2）的新氢混合，混合氢与原料油混合作为反应进料。含硫、含氨污水自D-204底排出，至装置外统一处理。D-204油相在液位控制下，经减压调节阀进入低压分离器（D-205），D-205闪蒸气排至燃料气管网。
低分油经低分油/分馏塔底油换热器（E-206/1、2）和E-203分别与精制重石脑油、反应产物换热至200℃后去分馏部分汽提塔（C-201）。汽提塔底油经汽提塔底油/分馏塔底油换热器（E-205）和E-202分别与精制重石脑油、反应产物换热至245℃后去分馏部分分馏塔（C-202）。新氢自制氢装置来，经新氢压缩机入口分液罐（D-207）分液后进入K-201/1、2并经三级升压至8.8MPa(G)，再与K-202/1、2出口的循环氢混合。
2、分馏部分
从反应部分来的低分油经换热后进入C-201。塔底用0.8MPa过热蒸汽汽提。塔顶油气经汽提塔顶空冷器（EC-202/1、2）和汽提塔顶后冷器（E-208）冷凝冷却至40℃，进入汽提塔顶回流罐（D-210）进行气、油、水三相分离。闪蒸出的气体作为燃料进入燃料气管网。含硫污水送出装置。油相经汽提塔顶回流泵（P-203/1、2）升压后作为塔顶回流全部返回汽提塔（C-201）。
塔底油自压经E-205与精制重石脑油换热后去反应部分E-202换热器。从反应部分来的低分油经换热后进入C-202。塔底用重沸炉提供热源。塔顶油气经分馏塔顶空冷器（EC-203/1、2）和分馏塔顶后冷器（E-209）冷却至40℃，进入分馏塔顶回流罐（D-211）进行气、油、水三相分离。闪蒸出的气体通过放空罐至火炬。含硫污水送出装置。油相经分馏塔顶回流泵（P-204/1、2）升压后一部分作为塔顶回流，一部分作为精制轻石脑油出装置。
塔底精制重石脑油一小部分经分馏塔底产品泵（P-206/1、2）增压后经E-205和E-206/1、2分别与汽提塔底油、低分油换热至100℃左右，然后进入精制重石脑油后冷器（E-210）冷却至60℃出装置。塔底精制重石脑油大部分经分馏塔底循环泵（P-205/1、2）增压后用分馏塔底重沸炉（F-202）加热至290℃左右返回分馏塔下部，以补充分馏所需能量。
为了抑制硫化氢对塔顶管道和冷换设备的腐蚀，在塔顶管道注入缓蚀剂。缓蚀剂自缓蚀剂罐（D-212）经缓蚀剂泵（P-209/1，2）抽出后分两路，一路注入C-201塔顶管道；另一路注入C-202塔顶管道。
3、催化剂预硫化部分
为了使催化剂具有良好的活性，新鲜的或再生后的催化剂在使用前都必须进行预硫化。本设计采用湿法硫化，以直馏煤油为硫化油，二硫化碳为硫化剂。
催化剂进行预硫化操作时，系统内氢气经循环氢压缩机（K-202/1、2）按正常操作流程进行全量循环。二硫化碳自二硫化碳桶用硫化剂泵（P-208）升压后至反应进料泵入口，经反应进料泵（P-202/1、2）后与氢气混合，经反应产物与混氢原料油换热器（E-204/1、2、E-201）换热，经反应进料加热炉（F-201）升温，然后经过催化剂床层，对催化剂进行预硫化。自反应器底部出来的硫化油和循环氢等经E-201、E-202、E-203、E-204/1、2换热，经EC-201/1、2、E-207/1、2冷却后至高压分离器（D-204）进行气、油、水三相分离。气体自顶部出来，经D-208入K-202/1、2实现循环氢的循环，硫化油自高分罐（D-204）下部出来经调节阀降压后进入低分罐（D-205）阀蒸分离，液相返至原料油缓冲罐（D-203）入口实现循环流化，闪蒸出来的低分气至燃料气系统，催化剂预硫化过程中产生的水间断从高分罐（D-204）底部排出。催化剂预硫化结束后，硫化油改进原料油出装置线退出装置。
制氢装置
1、进料系统
由装置外来的干气进入原料气缓冲罐，经过原料气压缩机压缩后进入原料气脱硫部分。
2、脱硫部分
进入脱硫部分的原料气经原料预热炉予热升温至380℃，进入加氢反应器发生反应，使有机硫转化为硫化氢后进入氧化锌脱硫反应器，硫化氢与氧化锌反应生成固体硫化锌被吸收下来。脱除硫化氢后的气体硫含量小于0.2PPm，进入转化部分。具体反应如下：
硫醇: RSH+H2→RH+H2s
硫醚: R1SR2+2H2→R1H+R2H+H2S
二硫醚: R1SSR2+3H2→R1H+R2H+2H2S
噻吩: C4H4S+4H2→C4H10+H2S
氧硫化碳: COS+H2→CO+H2S
二硫化碳: CS2+4H2→CH4+2H2S
ZnO(固)+H2S=ZnS(固)+H2O △Ho 298 =-76.62kJ/mol
3、转化部分
精制后的原料气按水碳比3.5与水蒸汽混合，再经转化炉对流段予热至500℃，进入转化炉辐射段。在催化剂的作用下，发生复杂的水蒸汽转化反应，从而生产出氢气、甲烷、一氧化碳、二氧化碳和水的平衡混合物。主要反应有:
CnHm+nH2O =nCO+(n+m/2)H2 ①
CO+3H2=CH4+H2O △Ho298 =-206kJ/mol ②
CO+H2O=CO2+H2 △Ho298 =-41kJ/mol ③
以甲烷为主的气态烃，蒸汽转化过程较为简单，主要发生上述反应，最终产品气组成由反应②③平衡决定。
而轻石脑油，由于其组成较为复杂，有烷烃、环烷烃、芳烃等，因此，除上述反应外，在不同的催化床层，还发生高级烃的热裂解、催化裂解、脱氢、加氢、积炭、氧化、变换、甲烷化等反应，最终产品气组成仍由反应②③平衡决定。
烃类水蒸汽转化反应是体积增大的强吸热反应，低压、高温、高水碳比有利于上述反应的进行。反应过程所需热量由转化炉顶部的气体燃料烧嘴提供，出转化炉820℃高温转化气经转化气蒸汽发生器换热后，温度降至360℃，进入中温变换部分。
4、变换部分
由转化部分来的约360℃的转化气进入中温变换反应器，在催化剂的作用下发生变换反应：
CO+H2O=CO2+H2
干气制氢工艺流程
（一）造气单元
1、进料系统
来自装置外的焦化干气进入原料气缓冲罐，经原料气压缩机压缩至3.2MPa(G)后进入原料气脱硫部分。
2、脱硫部分
进入脱硫部分的原料气经原料气-中变气换热器或开工加热炉（开工时用）升温到230℃左右进入加氢反应器，在其中原料中的不饱和烃通过加氢转化为饱和烃类，床层温度升至380℃左右，此外通过加氢反应，原料中的有机硫转化为无机硫，然后进入氧化锌脱硫反应器脱除硫化氢和氯化氢。经过精制后的气体总硫含量小于0.5PPm，氯化氢含量小于1 PPm，进入转化部分。
3、转化部分
精制后的原料气按水碳比3.5与自产的3.5MPa水蒸汽混合，再经转化炉对流段予热至500℃，进入转化炉辐射段。在催化剂的作用下，发生复杂的水蒸汽转化反应。整个反应过程是吸热的，所需热量由分布在转化炉顶部的气体燃料烧嘴提供，出转化炉840℃高温转化气经转化气蒸汽发生器换热后，温度降至360℃，进入中温变换部分。
4、变换部分
来自转化气蒸汽发生器约360℃的转化气进入中温变换反应器，在催化剂的作用下发生变换反应，将变换气中CO含量降至3％左右。中变气经原料气-中变气换热器、中变气蒸汽发生器、中变气-脱氧水换热器、中变气-除盐水换热器进行热交换回收大部分余热后，再经中变气空冷器冷却至40℃，并经分水后进入中变气PSA单元。
5、热回收及产汽系统
来自装置外的脱盐水与来自酸性水气提塔的净化水混合并经中变气-除盐水换热器预热后进入除氧器。除氧水经锅炉给水泵升压后，再经中变气-脱氧水换热器预热后进入中压汽包。
锅炉水通过自然循环的方式分别经过转化炉对流段的产汽段及转化气蒸汽发生器产生中压蒸汽。所产生的中压蒸汽在转化炉对流段蒸汽过热段过热至440℃离开汽包。一部分蒸汽作为工艺蒸汽使用；另一部分进入全厂中压蒸汽管网。
（二）中变气PSA单元
来自造气单元压力约2.1MPa（G）、温度40℃中变气进入界区后，自塔底进入吸附塔中正处于吸附工况的塔（始终同时有两台），在其中多种吸附剂的依次选择吸附下，一次性除去氢以外的几乎所有杂质，获得纯度大于99.9 %的产品氢气，经压力调节系统稳压后送出装置。
当吸附剂吸附饱和后,通过程控阀门切换至其它塔吸附,吸附饱和的塔则转入再生过程。在再生过程中，吸附塔首先经过连续四次均压降压过程尽量回收塔内死空间氢气，然后通过顺放步序将剩余的大部分氢气放入顺放气罐(用作以后冲洗步序的冲洗气源)，再通过逆放和冲洗两个步序使被吸附杂质解吸出来。逆放解吸气进入解吸气缓冲罐，冲洗解吸气进入解吸气缓冲罐，然后经调节阀调节混合后稳定地送往造气单元的转化炉作为燃料气。（石化缘整理，转载请注明）
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