2009级 常减压与催化裂化控制任务
常减压装置和催化裂化装置在苏丹3／7原油和番禺原油加工中的对比
１ 苏丹 ３／ ７原 油与番 禺原 油的性质
为了做好加 工 ３ ／７区原油 的准备工作 ，公司
委托北京石油化工科学研究院对 ３ ／７区原油进行 评价研究 ，研究结果表明 ： 酸值、镍 、铁含量较高 ，原油的轻质含量很低 ，减
配套改造 （ 华东设计院） 。装置主要由原油电脱盐 ］
精制 、石脑油碱洗及换热 网络等组成。
苏丹 ３ 原油属低硫石蜡基原油，盐含量、 脱水 、初馏、常压蒸馏、减压蒸馏 、四注、产品电 ／７
压蜡油收率较高 ； 苏丹 ３ ７原油 的汽油 馏分芳 烃潜含 量较高 ， ／ 但辛烷值很低 ，宜用作重整原料 ；
收稿 日期 ：２０ —５２ ０ ８０ —７
常减压加工苏丹 ３ ７ ／ 原油及番 禺原油主要工艺 参数对 比见表 ２ 。在加工番禺原油时只开常压系统 ，
覃 光强 ，陈家钦 ，梁永 东
（ 广西东油沥青有 限公 司 ，广西 钦 州 摘 ５５０ ） ３０８
要 ：就苏丹 ３ ７ ／ 原油与 中海番 禺原油 的加 工情况进 行了对 比，由于原油性质 的差异 ，其生 产方案 、工 ’
文章编号 ：１ ７ —９ ５ （０ ８ ００ ５ －４ ６ １９ ０ ２ ０ ）１—０ ７０
苏丹 ３ ７ ／ 原油与番禺原油性质对 比见表 １ 。从 表 １ 以看 出 ， 可 苏丹 ３ 原油残炭 、 ７ ／ 粘度 、 密度、 较 大 ， 油组分 较 重 。两 者 石脑 油 馏分 （ 馏 点 约 １０ 原 初 ７ ℃） 的收率接近 ， 但番禺原 油的柴油馏分（７ ～３０ １０ ５ ℃） 的收率远高 于苏 丹 ３ ７原油 ， ３ ． ％（ ／ 为 ０ １ 苏丹 ３７ ／ 原油 为 １ ．６ ， ７ ０ ％）粘度 、 酸值 、 硫含量、 含盐量 及重金属含量远低于苏丹 ３ ７ ／ 原油。
催化裂化控制方案
催化裂化控制方案催化裂化是炼油加工企业中提高原油加工深度，生产高辛烷值汽油，柴油和液化气的最重要的一种重油轻质化工艺过程。
它由反应再生，分馏，吸收稳定，催化剂再生和烟气轮机动力回收4个过程构成。
流程图如下：一、各个工艺过程的简介反应再生：设备由反应器，再生器联合构成，原料油经喷嘴喷入稀相提升管，在其中与催化剂接触，发生裂化反应。
原料为各类渣油，延迟焦化馏出油，脱沥青油，参见下图。
（以并列式催化裂化反应再生系统流程为例）分馏系统：分馏系统的任务主要是把反应器（沉降器）顶部的气态产物按沸点范围分割成富气，汽油，轻柴油，重柴油，回炼油和油浆等馏分。
吸收稳定系统：吸收稳定的主要作用是加工来自催化裂化分馏塔顶油气分离出来的石脑油和富气。
目的是保证汽油蒸汽压合格的同时，分离出干气（C2及C2以下），并回收液化气，并对送出的汽油，液化石油气和干气，以及分馏系统送出的柴油组分进行精制。
典型流程见下图。
催化剂再生和烟气轮机动力回收：催化剂再生是在再生器内把反应过程中沉积在催化剂上的焦炭烧掉，以便为反应过程提供恢复了活性的催化剂，并供给所需的热量。
烟气轮机动力回收是回收烟气中的热能，因为，再生器所带走的热量约占全装置的1/4。
下图为催化裂化装置烟气轮机动力回收系统的典型工艺流程。
热烟气从再生器进入三级旋风分离器,在其中除去烟气中绝大部分催化剂微粒后进入烟气轮机。
烟气在烟气轮中作功后,温度大约降低成120～180℃,排出的烟气可以进入CO锅炉或余热锅炉,回收剩余的热能。
综上所述,催化裂化是炼油加工业创造效益的龙头装置,虽然用常规仪表能实现对工艺过程的自动控制,但故障率高,速度慢,不能实现复杂控制、优化控制,无法发挥网络技术等高科技在现代化企业生产经营的优势。
而DCS不但可以取代常规仪表的检测、控制功能,而且还可以发挥在复杂控制、优化控制方面的优势,可以根据需要通过网络技术实施现代化企业生产经营管理。
我们浙大中自公司自90年代后期开发的Suny Tech TDCS9200 DCS系统已成功地运用在国民经济的石化、化工、电力、冶金、生化、造纸的广阔领域各个不同行业。
炼油厂常减压蒸馏装置生产原理
万米罐储存，经8/3#管线由东向西进入装置内泵-1/1.2处。
二套常减压工艺简介
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原料来源及产品走向产品去向
初顶瓦斯去原油稳定，也可以去F-1作燃料气。 初顶汽油去重整做铂料。 常顶瓦斯去原油稳定，或去F-1低压瓦斯火嘴烧掉。
常顶汽油去88单元进70#管调。不合格进88单元139#、140#、
不足由装置外补给 采用常一中段回流做热源发生压力为0.4MPa的蒸汽
经过加热炉（炉-2）过热到≮360℃
各塔供汽提用
不足由装置外补充供给
本装置发生蒸汽所需的除氧水，在本装置内自设除氧站。
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二套常减压工艺简介
工艺流程简介装置外输热系统概述
为了进一步回收装置内各侧线油品的低温余热，初馏塔顶及 常四线,减压二,四线及减压渣油等物流都设有采暖水热交换 器
装置的技术改造减压塔改全填料
目的提高装置润滑油料的质量和收率 将精馏段原网孔塔盘及原有规整填料拆除，更换成清华大学 SP系列规整填料
将原有的动力式液体分配器更换成重力式液体分配器
原有的矩鞍环填料利旧，减一及减五线集油箱利旧 提馏段将原有的F1浮阀塔盘更换成清华大学的ADV浮阀塔盘
7
二套常减压工艺简介
装置流程概述
其中常压塔设有一个顶回流，两个中段回流（常一中、 常二中），常底油经过泵-3/1.2 抽出到减压炉加热到 395℃左右后进入减压塔第四层上方，减压塔底吹入蒸 汽。减顶设有两级抽真空系统，减顶油汽经过一级予冷 器和一级抽空器和二级予冷器及二级抽空器，不凝气到 常压炉烧掉，冷却下来的油水经减顶油水分液罐（容-6） 分出的油经泵送出装置，减压塔沿塔壁至上而下依次馏 出减一线、减二线、减三线、减四线、减五线，各侧线 （除减五线）经过气提塔在由各泵抽出到各换热器进行 换热，冷却最后送出装置，减压塔经过泵-21/1.2 抽出。 经过两路换热，一部分热料去重催、焦化，另一部分经 过冷却做冷渣送出装置。
常减压装置减压塔工段自动控制工程设计毕业论文
毕业设计（论文）课题名称常减压装置减压塔工段自动控制工程设计姓名XXXXX学号XXXXXXXX系(分院) 自动化系专业生产过程自动化技术班级自动化XXXX指导教师XXXXX企业指导教师2017年5月日XXXXXXXXXXXXXXXXXXXXXX毕业论文声明本人郑重声明：毕业论文及毕业设计工作是由本人在指导教师的指导下独立完成，尽我所知，在完成论文时利用的一切资料均已在参考文献中列出。
若有不实之处，一切后果均由本人承担（包括接受毕业论文成绩不及格，不能按时获得毕业证书等），与毕业论文指导老师无关。
论文题目：专业班级：作者签名：日期：目录毕业论文声明 (I)摘要 (VI)1常减压装置减压塔工段工艺流程简介 (1)1.1装置概况 (1)1.2工艺原理 (1)2 常减压装置减压塔工段主要设备及控制指标 (4)2.1 主要设备列表 (4)2.2主要调节器 (4)2.3仪表显示 (5)3 常减压装置减压塔工段DCS图 (6)4 常减压减压塔自动控制工程设计 (8)4.1设备EH-501 TIC-501(A)控制系统设计 (8)4.1.1测量仪表的选择 (8)4.1.2控制器的选择 (8)4.1.3安全栅的选择 (8)4.1.4执行器的选择 (9)4.1.5设备EH-501 TIC-501(A)控制系统设计的常规仪表回路 (9)4.2设备EH-502 TIC-502(A)控制系统设计 (1)4.2.1测量仪表的选择 (1)4.2.2控制器的选择 (1)4.2.3安全栅的选择 (1)4.2.4执行器的选择 (2)4.2.5设备EH-501 TIC-502(A)控制系统设计的常规仪表回路 (2)4.3设备N8 FIC-507(M)控制系统设计 (4)4.3.1测量仪表的选择 (4)4.3.2控制器的选择 (4)4.3.3安全栅的选择 (4)4.3.4执行器的选择 (4)4.3.5设备N8 FIC-507(M)控制系统设计的常规仪表回路 (5)4.4设备N9 FIC-508(M)控制系统设计 (7)4.4.1测量仪表的选择 (7)4.4.2控制器的选择 (7)4.4.3安全栅的选择 (7)4.4.4执行器的选择 (7)4.4.5设备N9 FIC-508(M)控制系统设计的常规仪表回路 (7)4.5设备N10 FIC-509(M)控制系统设计 (9)4.5.1测量仪表的选择 (9)4.5.2控制器选用 (9)4.5.4执行器的选择 (10)4.5.5设备N10 FIC-509(M)控制系统设计的常规仪表回路图 (10)4.6设备N11 FIC-510(M)控制系统设计 (12)4.6.1测量仪表的选择 (12)4.6.2控制器的选择 (12)4.6.3安全栅的选择 (12)4.6.4执行器的选择 (13)4.6.5设备N11 FIC-510(M)控制系统设计的常规仪表回路图 (13)4.7设备V A LIC-501(A)控制系统设计 (15)4.7.1测量仪表的选择 (15)4.7.2控制器的选择 (15)4.7.3安全栅的选择 (16)4.7.4执行器的选择 (16)4.7.5设备V A LIC-501(A)控制系统设计的常规仪表回路图 (16)4.8 设备T5 LIC-502(A)控制系统设计 (18)4.8.1测量仪表的选择 (18)4.8.2控制器的选择 (18)4.8.3安全栅的选择 (19)4.8.4执行器的选择 (19)4.8.5设备T5 LIC-502(A)控制系统设计的常规仪表回路图 (19)4.9设备T5 LIC-503(A)控制系统设计 (21)4.9.1测量仪表的选择 (21)图4-27 数显压力变送器产AKT-3815智能型差压变送器外观 (21)4.9.2控制器的选择 (21)4.9.4执行器的选择 (22)4.9.5设备T5 LIC-503(A)控制系统设计的常规仪表回路图 (22)4.10设备T5 LIC-504(A)控制系统设计 (24)4.10.1测量仪表的选择 (24)4.10.2控制器的选择 (24)4.10.3安全栅的选择 (24)4.10.4执行器的选择 (24)4.10.5设备T5 LIC-504(A)控制系统设计的常规仪表回路图 (25)4.11设备T5 FIC-506(M)控制系统设计 (26)4.11.1测量仪表的选择 (26)4.11.2控制器的选择 (26)4.11.5设备T5 FIC-506(M)控制系统设计的常规仪表回路图 (27)4.12设备T4 FIC-501(M)控制系统设计 (29)4.12.1测量仪表的选择 (29)4.12.2控制器的选择 (29)4.12.3安全栅的选择 (29)4.12.5设备T4 FIC-501(M)控制系统设计的常规仪表回路图 (29)4.13设备T4 FIC-502(M)控制系统设计 (31)4.13.1测量仪表的选择 (31)4.13.2控制器的选择 (31)4.13.3安全栅的选择 (31)4.13.4执行器的选择 (32)4.13.5设备T4 FIC-502(M)控制系统设计的常规仪表回路图 (32)4.14 设备T4 FIC-503(M)控制系统设计 (34)4.14.1测量仪表的选择 (34)4.14.2控制器的选择 (34)4.14.3安全栅的选择 (34)4.14.4执行器的选择 (35)4.14.5设备T4 FIC-503(M)控制系统设计的常规仪表回路图 (35)4.15设备T4 TIC-503(A)和FIC-504(C)串级控制系统设计 (37)4.15.1测量仪表的选择 (37)4.15.2控制器的选择 (37)4.15.3安全栅的选择 (37)4.15.4执行器的选择 (38)4.15.5设备T4 TIC-503(A)和FIC-504(C)串级控制系统设计的常规仪表回路图 (38)4.16设备T4 LIC-505(A)和FIC-505(C)串级控制系统设计 (40)4.16.1测量仪表的选择 (40)4.16.2控制器的选择 (40)4.16.3安全栅的选择 (41)4.16.4执行器的选择 (41)4.16.5设备T4 LIC-505(A)和FIC-505(C)串级控制系统设计的常规仪表回路图 (41)4.17设备F2 FIC-401（M）控制系统设计 (43)4.17.1测量仪表的选择 (43)4.17.2控制器的选择 (43)4.17.3安全栅的选择 (43)4.17.4执行器的选择 (43)4.17.5设备F2 FIC-401（M）控制系统设计的常规仪表回路图 (44)4.18设备F2 FIC-402（M）控制系统设计 (46)4.18.1测量仪表的选择 (46)4.18.2控制器的选择 (46)4.18.3安全栅的选择 (46)4.18.4执行器的选择 (47)4.18.5设备F2 FIC-402（M）控制系统设计的常规仪表回路图 (47)4.19设备F2 FIC-403（M）控制系统设计 (49)4.19.3安全栅的选择 (49)4.19.4执行器的选择 (49)4.19.5设备F2 FIC-403（M）控制系统设计的常规仪表回路图 (49)4.20设备F2 FIC-404（M）控制系统设计 (51)4.20.1测量仪表的选择 (51)4.20.2控制器的选择 (51)4.20.3安全栅的选择 (51)4.20.4执行器的选择 (51)4.20.5设备F2 FIC-404（M）控制系统设计的常规仪表回路图 (52)4.21设备F2 PIC-401（M）控制系统设计 (54)4.21.1测量仪表的选择 (54)4.21.2控制器的选择 (54)4.21.3安全栅的选择 (54)4.21.4执行器的选择 (55)4.21.5设备F2 PIC-401（M）控制系统设计的常规仪表回路图 (55)4.22设备F2 TIC-402（A）和TIC-401(C)串级控制系统设计 (57)4.22.1测量仪表的选择 (57)4.22.2控制器的选择 (57)4.22.3执行器的选择 (57)4.22.4执行器的选择 (57)4.22.5设备F2 TIC-402（A）和TIC-401(C)串级控制系统设计的常规仪表回路图 (57)结论 (59)参考文献 (60)致谢 (61)摘要本设计针对常减压装置减压塔工段自动控制工程设计。
常减压蒸馏与催化裂化联合装置接口控制方案的优化设计
笔 者就 常压 蒸 馏 与催 化 裂 化 联 合 装 置 接 口控 制方案 的改 进设 计 问题 谈 过一些 看 法Ｌ ， １ 随着 装 置 ］ 规模 的不 断扩大 ， 家对热 联合 这 一 问题 的认 识越 大 来越 深 刻 ， 制手 段 越 来越 多 ， 是 不 尽相 同 。笔 控 但 者一直 从 事于常 减 压 装 置 和催 化 裂 化 装 置 的设 计
维普资讯
工 程 设 计及 标 准
石
油
化
工
自
动
化 ，２ ０ ，４： ０７ ８
ＡＵ ＴＯＭ ＡＴＩ ＯＮ Ｎ Ｉ ＰＥＴＲＯ－ ＣＨ ＥＭ Ｉ ＣＡＬ ＮＤＵＳ Ｉ ＴＲＹ
常减 压 蒸 馏 与催 化 裂 化 联 合 装 置 接 口控 制 方 案 的优 化 设 计
析探讨 。 ２ 初期 设计 的常 减压 蒸馏 与催 化裂 化联 合装 置接
口 工 艺 自控 流 程
该 石 油化 工 厂 的设 计 是 以常减 压 蒸 馏 与 催化 裂化 热联 合 操 作 为 指 导 原 则 进 行 的 ， 常 减 压 装 将 置 、 化 裂化装 置 、 区系 统 三 部 分 流 程 整 理后 如 催 罐
关键词 ： 优化设计 ； 节能 ； 变频器 ； 平稳生产 ； 关联
中 图 分 类 号 ：Ｔ ２ ３ Ｐ ７ 文献 标 识 码 ：Ｂ 文章 编 号 ：１０ — ３ ４ ２ ０ ） ４ ０ ０ — ４ ０ ７ ７ ２ （０ ７ ０ － ０ ８ ０
Ｔｈ ｅ Ｏｐｔｍ ｕ ｓｇ ｆ ｒ ｔ ｅ Ｃｏ ｒ ｌＳ ｈ ｍ ｅｏｆＩ ｔ ｒ ａ ｅ ｏ ｈ ｉ ｍ Ｄｅ ｉｎ ｏ ｈ ｎｔ ｏ ｃ ｅ ｎ ｅ ｆ ｃ ｆ ｔ ｅ ＡＤ Ｕ ｎｄ Ｆ ａ ＣＣＵ Ｕｎｉｅ ｔｄ Ｕｎｉ ｔ Ｈ Ｕ Ｙ ｕｃ ｎ ｈｅ
催化裂化装置(FCC)能量优化途径和方法
催化裂化(FCC)装置能量优化途径和方法
[摘要] 介绍催化裂化装置(FCC)能量优化特点、优化思路、优化方法。
一、催化裂化装置特点；
二、催化裂化装置节能优化；
一、 催化裂化装置特点
催化裂化装置(FCC)是炼厂内最重要二次加工装置之一，它的工艺过程特点决定了过程用能特点。
催化剂再生烧焦产生的热量在反应器和再生器之间的热传递是其用能的最大特点，这也决定了该装置能效的优化策略和优化节能思路及方法。
催化裂化反应-再生系统（反再系统）传递的热量由焦炭燃烧所产生。
在再生器内产生的热量的60%~70%被催化剂带入到提升反应系统中，其余的热量由燃烧产生的烟气带走。
通过催化剂在再生器与反应器之间的循环，热量就在反再系统中完成转移。
在反应器中，进料与携带热量的再生催化剂混合接触，催化剂携带的热量提供进料升温所需的显热、进料汽化热、反应热和其他用能及反应器的热损失。
反应产生的流出物在提升管末端实现与催化剂分离，产生的流出气体物流以过热的气相状态进入分馏系统，同时带入了大量由烧焦提供的能量进入分。
催化裂化装置流程简介
催化裂化装置流程简介一、反应、再生部分1、进料系统装置原料油罐设置有冷蜡油罐、热蜡油罐。
罐区来的冷蜡油（90℃）及和自芳烃返回的回炼油抽余油（210℃）进容302/1（冷蜡油罐），由常减压来的常四线，减压一、二、三线混合的直馏蜡油（190℃）进容302/2（热蜡油罐）。
容302/1抽出冷蜡油在P308/1,2入口与罐区来的减压渣油混合经P308/1，2升压，去顶循-原料油换热器、一中-原料油换热器与顶循、一中换热后与焦化蜡油（自罐区来，经过轻柴油-焦化蜡油换热器换热）混合，该混合油再依次通过开工加热器（E300/A，B）与中压蒸汽换热（开工时使用），原料油加热器（E300/C，D）与油浆换热，再与容302/2来经P305/1，2升压的热蜡油和P307/1,2来回炼油混和共同经静态混合器后（170-200℃）进入提升管第一反应区的原料喷嘴。
油浆（350℃）回炼自油浆泵直接进提升管反应器上层专用喷嘴进入提升管。
2、反应部分高温再生催化剂（690℃）经再生滑阀进入提升管下部，在提升管预提升段经过预提升后同混合原料油接触，原料油快速气化，先在第一反应区发生催化反应。
然后用急冷汽油冷却后进入（510-515℃）第二反应区，汇合来自沉降器的待生催化剂（490℃），在此发生氢转移反应和异构化反应，反应后的油气和催化剂经提升管出口粗旋、沉降器顶旋分离后，油气（500℃）从沉降器顶部送往分馏塔。
自粗旋分离回收的催化剂进入粗旋溢流斗，一部分经提升管循环塞阀返回提升管第二反应区，其余和顶旋分离器分离回收下来的催化剂，进入沉降器下部的汽提段。
用蒸汽汽提催化剂上油气。
3、再生系统汽提后的待生催化剂经待生斜管、待生塞阀，进入塞阀套筒，经从增压机来的增压风提升至再生器催化剂分配器进入再生器与主风机（M501）来主风进行逆流烧焦。
再生后的催化剂进入提升管反应器循环。
再生器烧焦产生的过剩热量由气控式外取热器和内取热取走，在外取热中,热催化剂从再生器自流到外取热器，与取热器接触并被冷却后，返回再生器。
常减压蒸馏、催化裂化装置的节能分析
２１ ０ ２年 ８月
广
州
化
工
Ｖｏ． ０ ．１ １ ４ Ｎｏ ５ Ａｕ ｕｓ． ０１ ｇ ｔ２ ２
Ｇｕ ｎ ｚ ｏ ｅ ｉａ ｎｄ ｓｒ ａ ｇ ｈ ｕ Ｃｈ ｍ ｃ ｌＩ ｕ ｔｙ
常 能 分 析 催
牛 明亚
（ ） 少 电力 消 耗 。充 分 利 用 变 频 泵 的 变 频 技 术 ， 机 泵 和 ３减 对 风 机 采 用 变 频 泵 ， 机 泵 出 口调 动 阀 、 制 阀 的 上 下 游 阀 尽 量 全 将 控
能力为 ２０万吨／ 。石化企业是 能量消耗 大户 ， ８ 年 如何 节能 降耗 成 为 提 高 企 业 效 益 和 市 场 竞 争 力 的 主 要 措 施 。 笔 者 结 合 自己 的 工 作 体 会 ， 海 南 炼 化 常 减 压 蒸 馏 装 置 和催 化 裂 化 装 置 的 节 能 就 措施 进行了逐一 简述 ， 希望 为原 油加 工 的节能 工作 带来 一定 的
中 国石 化 海 南 炼 油 化 工 有 限 公 司 于 ２ ０ ０ ６年 ９月 建 成 投 产 ， 原 油 加 工 能 力 ８０万 吨／ ， 要 加 工 硫 含 量 为 １ ０ 的 进 口 阿 ０ 年 主 ．％ 曼 类 原 油 。 主要 产 品 为 汽 油 、 油 、 油 、 化 气 、 丙 烯 等 。原 煤 柴 液 聚
蜡 油 加 氢 裂 化 装 置 主 要 加 工 来 自减 压 蒸 馏 的 减 一 、 二 、 三 线 减 减 渣 油 馏 份 ， 工 能 力 为 １０万 吨／ ； 油 催 化 裂 化 装 置 的加 工 加 ２ 年 重
１ ２ 下一 步可 行 的节能 措施 ．
（） １ 引入 真空水环泵降低减压抽真空系统 的蒸汽消耗量 。 （ ） 强凝 水 的 回 收 工 作 和 循 环 水 的 运 行 管 理 ， 季 利 用 空 ２加 夏 冷器来代替水冷 器 ， 冬季利 用装 置 的余 热来 加热 采暖水 以输 出 热量 。同时 ， 定期的清洗水冷器 以提 高其 冷却效 果 ， 可以减少 循 环 水 的使 用 量 。
催化裂化文献综述
文献综述催化裂化是重质油在酸性催化剂存在下，在五百摄氏度左右、一万到三万帕下发生以裂化反应为主的一系列化学反应，生产轻质油、气体和焦炭的过程。
由于催化裂化投资和操作费用低、原料适应性强、转化率高，自1942年第一套工业化流化催化裂化装置运转以来，它已发展成为炼油厂中的核心加工工艺，是重油轻质化的主要手段之一。
催化裂化产品是主要的运输燃料调合组分。
在世界范围内，FCC汽油占总汽油产量的25%～80%，FCC柴油占总柴油量的,10%～30%，而且是仅次于蒸汽裂解制取丙烯的又一大生产装置。
面对日益严格的环保法规的要求，通过装置改造和与其它上下游工艺结合(如进料加氢，产品后处理等)，催化裂化能以合适的费用生产合适的产品。
即使从更长远的目标看，催化裂化装置所产汽油经加氢饱和后也应能成为燃料电池的一种燃料组分【1】。
催化裂化的原料和产品【2】一原料催化裂化的原料范围广泛，可分为馏分油和渣油两大类。
馏分油主要是直馏减压馏分油，也包括少量的二次加工重馏分油如焦化蜡油、脱沥青油等；渣油主要是减压渣油、加氢处理渣油等。
渣油都是以一定的比例掺入到减压馏分油中进行加工，其掺入的比例主要受制于原料的金属含量和残炭值。
对于一些金属含量很低的石蜡基原油也可以直接用常压重油作为原料。
当减压馏分油中掺入渣油时则通称为重油催化裂化，1995年之后我国新建的装置均为掺炼渣油RFCC【2】。
二产品催化裂化的产品包括气体、液体和焦炭。
其中气体主要是干气和液化气。
液体产物分为：汽油、柴油、重柴油（回炼油）和油浆。
中国石油石油化工研究院开发的国Ⅳ汽油生产技术集成催化剂、催化剂级配、工艺及开工操作等多项核心技术，有效破解了高烯烃含量的催化汽油脱硫和辛烷值降低的技术难题，形成了具有自主知识产权的满足国Ⅳ标准的催化裂化汽油加氢改质技术。
该技术作为中国石油具有自主知识产权的清洁汽油生产技术，填补了中国石油生产国Ⅳ清洁汽油的技术空白，可为企业汽油质量升级提供自主技术支持，具有巨大的社会效益和经济效益，工业应用前景广阔【7】。
催化裂化操作规程
催化裂化操作规程催化车间第一章 装置概况第一节 概况一、本装置设计能力为41014 吨/年（年开工时为8000小时），由反应、分馏、吸收稳定、主风机、气压机等部分组成。
原料由大庆管道原油的常压渣油、通过催化裂化，生产93#汽油，轻柴油、液化汽等目的产品。
二、本装置工艺和设备的主要特点1、两器采用同轴式组合，具有操作弹性大、两端再生。
再生催化剂含碳低。
2、 抗金属污染好、生氢及生焦率较低轻质油收率较高，气体收率较低的系统列分子筛催化剂（具体使用的催化剂类型，根据生产需要选择）。
3、为降低装置能耗采用内取热器，回收才生余热付产蒸汽。
4、由于设计原料为大庆管道原油的常压渣油，其残炭和胶质的含量较高，所以裂化后的油浆比重较大，故在生产采用油浆，不回炼或部分回炼的方案以维持再生器的热量平衡和分馏塔底油浆的比重不超标准。
5、由于同常减压装置可以联合操作，以常压热渣油为原料，所以在开工后可以甩掉加热炉。
6、吸收稳定系统采用双塔流程。
第二节设计数据一、原料性质二、汽油馏分性质三、轻柴油馏分性质四、装置物料平衡表五、反应再生部分工艺计算汇总六、装置能耗汇总表设计进料量70000吨/年装置组成：反应再生部分，分馏部分，吸收稳定部分，碱洗部分第三节装置流程简介一、反应再生部分原料油自罐区的原料罐来经泵（P201/1.2）加压后送到至原料一—轻柴油换热器（E205/1.），再进入原料—油浆换热器（E201/1.2.）换热后，进入闪蒸罐（V203/1），经过加热炉后的原料沿管排进入闪蒸（V203/1），进入闪蒸罐内的原料汽相沿顶部汽返线进入分馏塔（T201）第二层塔盘上部，液相自罐底部抽经泵（P201/2.3）加压后进入提升管反应器。
回炼油自分馏塔第一层塔盘自流入回炼油罐（V202），经回炼油泵（P206/1.2）加压后，送到提升管反应器下部与分馏塔底油浆经泵（P207/1.2）加压后送至提升管下部的回炼油浆混合一并进入提升管反应器（R101）。
催化裂化两器压力控制
一、沉降器压力控制正常操作：正常工况下的沉降器压力采用分馏塔顶压力控制富气压缩机组的转速来控制的。
此时，富气压缩机入口放火炬大、小阀均处于关闭状态，同时富气压缩机组反喘振控制系统中，用调节反飞动量来避免富气压缩机组喘振。
影响因素：1、提升管总进料量的变化，总进料量增加，压力上升。
2、原料油组份的变化，原料易裂解，反应压力上升。
3、反应温度变化，反应温度上升，反应压力上升。
4、反应汽提蒸汽量变化，增加汽提蒸汽量，反应压力上升。
5、原料油带水，反应压力明显上升。
6、分馏塔底液面变化，影响分馏塔上部负荷变化，而使反应压力随着变化，负荷过大，则反应压力高。
分馏塔液面超高，造成液封，反应压力上升。
要特别注意，不允许此情况发生。
7、急冷剂量大，反应压力上升。
8、气压机吸入压力的变化，气压机吸入压力上升，反应压力上升。
(如反喘振量变化，气压机故障等)。
9、分馏塔顶蝶阀开度变化。
10、污汽油回炼量变化。
11、分馏塔顶油气分离器液面超高，反应压力急剧上升。
12、分馏塔顶回流及冷回流量变化。
13、当气压机组由汽轮机调节机组转速时，装置内的中压蒸汽压力及流量变化影响气压机转速，导致反应压力的变化。
14、分馏塔顶油气冷却效果变化，冷却效果好，反应压力下降。
15、吸收塔冲塔使富吸收油大量带汽油至分馏塔，使反应压力上升。
停工调节方法：1、两器烘器阶段，通过遥控设在沉降器顶的放空阀控制沉降器压力，其目的是控制两器升温速度。
2、建立汽封至两器流化试验阶段，用分馏塔顶压力控制分馏塔顶出口油气管道上的蝶阀保证反应压力平稳。
3、反应进油后至启动富气压缩机前，采用分馏塔顶压力控制压缩机入口放火炬小阀（微调），配以遥控压缩机入口放火炬大阀（粗调），保证反应压力平稳。
4、汽轮机调速器故障，若汽轮机调速器故障，则将调速器于固定位置，使机组处于恒速运行状态，采用分馏塔顶压力和富气压缩机组反喘振调节系统组成低选，控制气压机出口循环线上的反喘振调节阀，同时投用控制放火炬小阀以保证反应压力的平稳。
催化裂化装置高级操作工考试题
催化裂化装置高级操作工考试题1、单选（江南博哥）四机组润滑油冷油器出口温度达（）度时，需给冷却水。
A.39B.45C.49答案：C2、问答题请简述机组停机后油泵尚须运行一段时间的原因？答案：当机轴静止后，轴瓦和轴颈受机内和转子高温传导作用，温度上升快，会使局部油膜油质恶化，轴颈和轴瓦钨金损坏，因此机组停机后润滑油泵必须再运转一段时间，通过循环带走机内热量。
3、判断题团结互助能营造人际和谐气氛，增强企业内聚力。
答案：对4、多选主风机组按紧急停机按钮后，会自动关闭的阀门是（）。
A、出口单向阻尼阀B、防喘振阀C、烟机入口蝶阀D、双动滑阀答案：A,C5、多选污染指数包括以下（）的含量。
A、铁B、镍C、铜D、钒答案：A,B,C,D6、判断题气体分馏的特点是操作较稳定，不易波动。
答案：错7、单选如果硫扩散进入合金，导致一种或多种合金元素的硫化物在合金内部析出，这种过程叫做（）。
A、外硫化B、晶届硫化C、内硫化D、晶体硫化答案：C8、单选相同处理量时，采用同高并列式的催化裂化装置两器总高度比采用同轴式的（）。
A、一样B、高C、低D、无法确定答案：C9、判断题防尘防毒的管理措施不包括对从事有害有毒作业人员的查体及健康维护。
答案：错10、判断题烟机入口蝶伐执行机构偏差显示2.5%,不用调校。
答案：错11、判断题 BWJ喷嘴，是内混合式双喉道型进料喷嘴。
答案：错解析：BWJ喷嘴，是双流体液体离心式进料喷嘴。
12、单选下列选项中，对于金属钝化剂技术要求，正确的是（）。
A、由于需加入到原料油中，金属钝化剂需要采用油溶性的方可B、对装置操作无不良影响C、对产品性质有改进作用D、有效成分越多越好答案：B13、问答题质量管理小组选题依据是什么？答案：1.企业方针目标或发展规划2.生产关键或薄弱环节3.用户需要14、判断题机械密封的突然漏损在很大程度上和工艺操作有关。
答案：对15、判断题装置切断进料时，气压机必须立即切出系统。
常减压和催化裂化工艺过程流程及设备功能
常减压和催化裂化工艺过程流程及设备功能下载提示：该文档是本店铺精心编制而成的，希望大家下载后，能够帮助大家解决实际问题。
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常减压初级考试(试卷编号131)
常减压初级考试(试卷编号131)1.[单选题]为了防止事故，应有哪些人参与预防工作和担当责任？( )A)用人单位B)工人本身C)用人单位和工人本身两方面答案:C解析:2.[单选题]“三同时”是指劳动保护设施与主体工程同时设计、同时施工、( )。
A)同时投产B)同时结算C)同时检修答案:A解析:3.[单选题]阀门型号S11H-25 DN100，其中25表示( )。
A)公称压力为25kg/cm2B)公称压力为25MPaC)公称直径为25mmD)公称直径为25cm答案:A解析:4.[单选题]常温下，当蒸气压大于体系压力时，该物质是( )。
A)气态B)液态C)共沸物D)固态答案:A解析:5.[单选题]启动泵时，必须关出口阀的是( )。
A)计量泵B)离心泵C)蒸汽往复泵D)齿轮泵答案:B解析:；缓慢开启上游阀；缓慢( )；缓慢关闭旁路阀。
A)开启上游阀B)关闭上游阀C)开启下游阀D)关闭下游阀答案:C解析:7.[单选题]在室温下，把2.3g纳块溶于97.7g水里，所得溶液的质量分数是( )。
A)2.3%B)4%C)小于4%D)大于4%答案:D解析:8.[单选题]疏水阀的主要作用是( )。
A)阻汽排水B)控制冷凝水流量C)控制蒸汽压力D)控制蒸汽流量答案:A解析:9.[单选题]吹扫设备管线给汽一定要( )。
A)快B)先快后慢C)缓慢D)忽快忽慢答案:C解析:10.[单选题]在兰州操作的蒸馏装置的塔顶真空度读数为80×103 Pa，当地的平均大气压强为85.3×103 Pa，则蒸馏装置的塔顶绝对压强(残压)是( )。
A)1570PaB)2100PaC)5300PaD)-5300Pa答案:C解析:A)短路处的温度值B)室温C)最大D)零答案:A解析:12.[单选题]加热炉炉管长期使用后容易结焦，会导致( )。
A)炉膛温度降低B)进料温度升高C)炉出口温度升高D)炉管压降增大答案:D解析:13.[单选题]电脱盐罐的大小决定( )。
陈俊武：中国炼油催化裂化技术起步的故事
陈俊武：中国炼油催化裂化技术起步的故事作者：徐沛宇来源：《能源》 2016年第8期口述/中国科学院院士陈俊武文/本刊记者徐沛宇陈俊武被誉为我国催化裂化工程技术的奠基人，曾与炼油工业的多项“共和国第一”息息相关。
1948年7月，22岁的陈俊武从北京大学化工系毕业后，几经辗转，于1949年1 2月来到辽宁抚顺矿务局，参加了人造石油工厂修复的工作。
1961年冬天，石油工业部在北京香山召开了炼油科技工作会议，决定开展炼油新技术（即后来被誉为“五朵金花”的流化催化裂化等五项炼油新工艺）技术攻关。
34岁的陈俊武受命担任了我国第一套流化催化裂化装置设计师。
60年代初，古巴革命成功，将国外公司的炼油厂收归国有，陈俊武有机会赴古巴考察流化催化裂化技术，尽力收集了当时国外比较先进炼油技术资料，采用笔记加照相复制的方式，收集了大量资料。
回国后，石油部又组织了专人进一步整理和翻译，极大地提高了我国炼油工业的技术水平。
本期《能源》，记者专访了陈俊武院士，请他回忆了那段中国催化裂化的起步故事。
自主研发超步和国外技术考察60年代初，在前苏联老大哥帮助下建成的兰州炼油厂的催化裂化技术是移动床催化裂化，催化剂仍然是无定型硅铝小球，而西方国家已经有了流化催化裂化技术，催化剂已经是微球分子筛，无论轻油收率还是选择性均比苏联高出一大截。
我们发现，苏联的技术比西方技术落后二十年，相当于美国40年代的水平。
那时候苏联也拿不出更先进的技术，他们的技术还没有跳出美国四十年代的技术水平。
所以，如何赶上六十年代的国际先进技术，是当时国内炼油工业面临的一个大问题。
当时国外的一般技术可以卖给你，但战略性的先进技术绝不卖给我们。
美国对中国实施技术封锁，所以中国只能考虑自主开发，只能靠自己去摸索和创新，这就是石油部1961年12月在北京召开炼油新技术开发科技会议的初衷。
可是，我们在兰州炼油厂做的一些实验都不成功，催化剂的损失太大，非常期望能够到国外去考察先进催化裂化技术。
第5节常减压蒸馏2009
r : 水滴半径
l : 水滴中心距
l
3 、 原油预处理流程
二次注水
原油
一 破次 乳注 剂水
一级电脱盐罐 混合 二级电脱盐罐
含盐废水
原油
4 、 原油预处理过程影响因素 ⑴注水：为了溶解原油中悬浮的盐.
为了减少水滴间的中心距,增大水滴半径. 注水量5-7%. ⑵破乳剂：加入水包油型的破乳剂破坏油水稳定
3〕、减压塔的分类 ⑴根据任务的不同,减压塔可分为以下两种：
润滑油型: 一般有四个侧线采出,做润滑油料. 燃 料 型：一般有两个侧线采出,一般可做为催化
裂化和加氢裂化的原料. ⑵根据操作方式的不同,减压塔可以分为以下两种：
湿式减压蒸馏塔：从塔底加入水蒸汽,降低油汽分 压,提高拔出率.〔传统减压蒸馏塔〕
相,使水滴易于聚结. ⑶加热：t↑,油粘度减小,水易于沉降.
t↑,水的密度随温度下降而减小的幅度 不如原油大,油水密度差增大. T：105 ˚C ---140 ˚C ⑷电场：使水滴之间产生静电引力,易聚结 压力：
5、 原油预处理要求
项目 水% 盐mg/l
一般防腐要求 0.3 <5
生产催化裂化燃料要求 <0.2 <3
第四节 石油产品 一、 石油产品 的分类 二、 汽油 车用汽油的主要性能： 〔一〕汽油的抗爆性 〔二〕汽油的蒸发性 〔三〕汽油的安定性 〔四〕汽油的防腐性 三 柴油 柴油机燃料的使用性能有： 〔一〕抗爆性 〔二〕蒸发性和雾化性 〔三〕流动性 〔四〕安定性和腐蚀性
汽油 辛烷值 抗爆性
柴油 十六烷值
异辛烷 正庚烷 正十六烷 α-甲基萘
〔1〕自由沉降原理 油水两相存在密度差,使得水能够从油中沉降
下来.密度差越大,水滴直径越大,沉降速度越大.
模拟炼油厂环境下DCS教学实践研究
模拟炼油厂环境下DCS教学实践研究加快我国职业教育发展,促进国民就业,是党中央、国务院关注民生的重要战略部署。
改革开放以来,国家制定了一系列的政策法规,促进我国职业教育有序发展。
积极发展职业教育,是提髙国民科技文化素质,提升国民就业职业能力,努力推进就业以及发展国民经济的迫切要求。
"工学结合、校企合作",是职业院校培养职业技能人才的长期教学实践的理论总结,是国家提高职业教育发展水平的行之有效的具体方法措施。
我院历来强力贯彻执行国家关于职业教育的系列政策法规,高度重视学生职业能力及岗位技能培养工作,明确按照“深化产教融合、校企合作”的要求,以加强行业职业指导能力建设和强化企业合作参与作为切入点,以办学模式改革为重点,积极推进集团化办学、校企合作开发课程和教材、密切产学研合作等工作。
在工作推进中,我们发现,我院仪表专业建设普遍存在培养目标与职业核心能力、岗位工作标准、岗位技能素质严重脱节现象,其主要原因是课程建设缺乏企业与行业的参与,导致教材不能反映当代企业生产岗位的需求,直接影响到毕业生的就业能力的提升。
我国大多数职业学校DCS教学仍处于单纯的单元仿真教学和实验室模拟实验阶段,使用的控制点相对较少,缺乏工厂生产场景,容易造成学生对企业生产实际中使用的DCS认识不全面,生产全面总控知识技能缺失。
如何把企业生产设备缩微到课堂教学以及如何把课堂实训设备放大到企业生产工序之中,是职业院校在岗位能力培养方面面临的困境。
为行之有效地解决教学与实际工作技能脱节难题,创设真实的生产教学情境,广西财政投入500万元资金支持我院模拟炼油厂项目建设,于2015年建成并广西首个应用于教学的大型炼油厂半仿真实训装置。
模拟炼油厂项目以加工能力为3.5Mt/a的现代化石油常减压-催化裂化生产装置为原型,按1:10左右的比例缩小建设。
该实训装置由常减压工段和催化裂化工段组成,操作控制系统全部采用真实工厂生产的DCS系统,能实现石油化工生产的实景全真模拟。
常减压蒸馏考试资料
常减压蒸馏考试资料常减压蒸馏装置概述?根据不同的原油和不同的产品，考虑不同的加工方案和工艺流程，常减压蒸馏装置可分为燃料型、燃料－润滑油型和燃料－化工型三种类型。
这三者在工艺过程上并无本质区别，只是在侧线数目和分馏精度上有些差异。
燃料－润滑油型常减压蒸馏装置因侧线数目多且产品都需要汽提，流程比较复杂；而燃料型、燃料－化工型则较简单。
燃料型常减压蒸馏装置?常压塔顶出重整原料或乙烯料。
?常压塔设3～4条侧线，出溶剂油（或航煤）、轻柴油、重柴油（或催化裂化原料）。
?常压各侧线都设有汽提塔，以保证产品的闪点和馏分轻端符合指标要求。
?减压塔设3～4条侧线，出催化裂化原料或加氢裂化原料，分馏精度要求不高，主要是从热回收和主塔汽液负荷均匀的角度设置侧线。
?减压各侧线一般不需要汽提塔。
?为尽量降低最重侧线的残炭和重金属携带量，需在最重侧线与进料段之间设1～2个洗涤段。
燃料型常减压蒸馏装置?减压塔操作有传统的湿式和新工艺“干式”之分。
“湿式”减压蒸馏在加热炉管内注入蒸汽以增加炉管内油品流速和塔底注入蒸汽以降低塔内油品分压，减压塔一般采用填料舌型塔盘组合和采用两级蒸汽喷射抽真空，塔的真空度较低，压力降大，加工能耗高，减压拔出率也相对较低。
“干式”减压蒸馏则改变了减压塔传统操作方式及塔的内部结构，即在炉管和塔内不注入蒸汽，采用三级抽真空、减压炉管扩径和低速转油线，塔内部结构采用处理能力高、压降小、传质传热效率高的新型金属填料及相应的液体分布器等，使装置的处理能力提高，加工能耗降低，拔出率提高，经济效益明显。
燃料－化工型常减压蒸馏?常压塔设2～3个侧线，产品去做裂解原料，分馏精度要求不高，塔盘数目也比较少。
?各侧线不设汽提塔。
?减压系统与燃料型基本相同。
燃料-润滑油型常减压蒸馏装置?常压塔与燃料型基本相同。
?减压塔一般设4～5条侧线，每条侧线对粘度、馏分、馏程、宽度、油品颜色和残炭都有指标要求。
?减压各侧线一般都有汽提塔以保证产品的闪点和馏分轻端符合指标要求。
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常减压与催化裂化装置控制任务目录1. 500万吨/年常减压装置总流程描述 (1)1.1工艺流程详细描述 (1)1.1.1常压部分 (1)1.1.2减压部分 (3)1.1.3轻烃回收 (4)1.1.4气体吸收部分 (4)1.2原油性质 (4)1.3装置物料平衡表 (6)2. 常减压装置初馏塔部分控制任务 (7)2.1初馏塔介绍 (7)2.2初馏塔控制要求 (8)2.2.1 控制原则 (8)2.2.2 控制难点 (8)2.2.3 主要控制参数 (8)2.3初馏塔建模与仿真 (9)2.3.1 建模要求 (9)2.3.2 仿真要求 (9)2.3.3 参考模型 (9)3.常减压装置常压炉部分控制任务 (11)3.1常压炉介绍 (11)3.2常压炉控制要求 (12)3.2.1 控制原则 (12)3.2.2 控制难点 (12)3.2.3 主要控制参数 (12)3.3常压炉建模与仿真 (13)3.3.1 建模要求 (13)3.3.2 仿真要求 (13)4. 催化裂化反应-再生部分控制任务 (14)4.1流程描述 (14)4.2控制要求 (15)4.3建模与仿真 (17)3.3.1 仿真要求 (17)3.3.2 参考模型 (17)1. 500万吨/年常减压装置总流程描述1.1工艺流程详细描述常减压装置在炼油厂中具有非常重要的作用，是企业盈亏的关键。
炼油厂常减压装置是利用石油组分不同的沸点，通过蒸馏，将比重不同的组分进行分离的装置，得到汽油、煤油、柴油等石油产品。
常减压装置油品的轻油收率、总拔出率及能耗指标是装置经济效益的标志性指标。
常减压装置主要由换热、初馏、电脱盐、常压炉、减压炉、抽真空系统、液环增压泵组、空气预热及瓦斯分液系统、轻烃回收系统、轴封、冲洗油系统、火炬分液罐系统等部分组成，如图1-1所示。
主要产品有液化气，乙烯料、重整料、液态烃、航煤(常一线)、轻柴油(常二线)、加氢裂化料(常三线、减顶、减一线、减二线、减三线)、催化裂化料(减三线)、石脑油、氧化沥青溶剂脱沥青料及燃料油组分(减底)。
图1-1 常减压装置流程总貌图1.1.1常压部分原油自罐区来经原油泵升压后均分2路。
第一路原油依次经E101A-D、E103 A,B、E104、E105和E106与热源进行换热到134 ℃；第二路原油依次经E102A-D、E 107A, B、E 108 A, B、E109A, B与热源进行换热到136 ℃。
上述两路混合后进电脱盐部分进行脱盐脱水，原油经电脱盐后均分两路，第一路脱后原油依次经E110A-D、E111、E112A-D、E113A-D、E114、E115A，B与热源进行换热到243℃。
第二路脱后原油依次经E116、E117A，B、E118、E119A-C、E120A-D、E121A-B、E122A-B与热源换热到243℃。
上述两路脱后原油合并进T101。
T101(初馏塔)塔顶油气经E101A-D, A101A, B换热及冷凝冷却至61℃进入V102(初顶产品及回流罐)进行油水分离。
分离出的含油含硫污水经P123A,B(初顶排水泵)送往酸性水汽提装置；分离出的初顶油经P 102A, B(初项产品及回流油泵)抽出后分为两部分，一部分返回塔顶作为回流;另一部分与常顶二级油一起送至轻烃回收系统。
分离出的气体(初顶不凝气)，与常顶不凝气及减顶不凝气合并经P-133A/B(液环增压泵)增压后送焦化装置。
初底油由P103A/B(初底油泵)抽出均分两路与热源换热。
第一路初底油依次经E123A，B、E124和E125A-D换热到约296℃。
第二路初底油依次经E126、E127A-D换热到约296℃。
上述两路初底油合并后约296 ℃进入F101(常压炉)，加热到约363℃后进入T102（常压塔）。
T102塔顶油气经E102A-D, A102A-D(常顶一级空冷器)换热及冷凝冷却到100℃后进入V103(常顶回流罐)进行气液分离。
分离出的常顶油经P 107A/B(常顶回流泵)抽出，一部分作为常顶回流，另一部分经A-104A，B（石脑油空冷器），E-132（石脑油冷却器）后作为常顶级石脑油再分两路，一路出装置，一路经冷却后进吸收塔。
分离出的含油含硫污水经泵P 124A, B(常顶一级排水泵)送往酸性水汽提装置。
分离出的油气，依次经A103A-D(常顶二级空冷器)、E131(常顶油气冷却器)冷凝冷却后，进V-104(常顶产品罐)进行油水分离。
分出的油经P-108A/B(常顶产品泵)抽出后送到轻烃部分的原料缓冲罐。
分离出的含油含硫污水经泵P125A/B(常顶二级排水泵)送往酸性水汽提装置。
分离出的油气，经升压泵P-133A/B送到焦化装置。
常一线油从T102第13层或第15层塔板自流进入T103(常压汽提塔)上段，采用0.3MPa过热蒸汽进行汽提。
常一线油气返回常压塔，常一线油由P109A/B(常一线油泵)抽出，经E208(脱乙烷塔底重沸器)、E108 A,B和E206 (脱乙烷塔进料加热器)及E147（常一线-热水换热器）换热和冷却至110℃送到加氢装置。
加氢装置暂时不开时，经A105A, B(常一线空冷器)冷至50℃送罐区。
常二线油从T102第25层或第27层塔板自流进入T103中段，采用0.3MPa过热蒸汽进行汽提，常二线油气返回常压塔，汽提后的常二线油由P110A/B(常二线油泵)抽出，经E 111、E 107A, B、换热和冷却至110℃送到加氢装置。
加氢装置暂时不开时，经A106A,B(常二线空冷器)冷却至50℃送到罐区。
常三线油从T102第37层或39层塔板自流进入T103下段，采用0.3MPa过热蒸汽进行汽提(根据情况决定是否开)，常三线油气返回常压塔，汽提后的常三线油由P111A/B(常三线油泵)抽出，经E124、E121A，B、E118和E 103A, B换热和冷却至110℃送到加氢装置。
加氢装置暂时不开时，经A 107A, B(常三线空冷器)冷却至50℃送到罐区。
常顶循油由泵P104A/B(常顶循泵)自T102第3层塔盘抽出，经E110 A-D换热后返回第1层塔盘上。
常一中油由泵P 105A/B(常一中油泵)自T102第19层塔盘抽出经E119A-C, E106换热后返回第17层塔盘上。
常二中油由泵P 106A/B(常二中油泵)自T102第31层塔盘抽出，经E122、E204、E130换热后返回第29层塔盘上。
常压塔底油由泵P112A/B ('常底油泵)抽出送F102(减压炉)升温到约394℃后进入减压塔。
1.1.2减压部分减顶油气依次经EJ101A,B(增压器)，E144 A-D(减顶增压冷凝器)增压冷却后进行气液分离，液相(油和水)经大气腿进入V105(减顶一级油分水罐)，未凝气体经EJ 102A, B(一级抽空器)、E145 A,B(减顶一级抽空冷凝器)增压冷却后再进行气液分离，液相(油和水)经大气腿进入V105，未凝气体有两个工艺流程：一个为“蒸汽抽真空流程”，即未凝油气经EJ103A,B(减顶二级抽空器)、E146 A,B(减顶二级抽空冷凝器)进行增压和分离，液相(油和水)经大气腿进入V106(减顶油水二级分离罐)，不凝气经V121(减顶气液封罐)，V122(减顶气分液罐)与初常顶不凝气一起经V117(增压泵入口分液罐)及增压泵增压后送到焦化装置。
另一个为“机械抽真空流程”，即未凝油气经P127(液环泵)进一步增压，增压后的气、油、水的混合物在V106(减顶油水二级分离罐)中分离，不凝气经V121(减顶气液封罐)、V122(减顶气分液罐)与初常顶不凝气一起经V117(增压泵入口分液罐)及增压泵增压后送到焦化装置。
正常情况下，采用“机械抽真空流程”。
当液环泵不能正常工作时，采用蒸汽抽真空流程。
V105中的油经泵P-113A/B(减顶一级油泵)抽出与常三线合并后送出装置，V105中的水经泵P 126A/B(减顶排水泵)抽出与初常顶的排水一起送出装置。
V106中的油经P119A/B(减顶二级油泵)抽出与常三线合并后送出装置，V106中的水由泵P128A/B(液环泵供水泵)抽出经E148(液环泵入口冷却器)冷却后送到循环回液环式真空泵P127。
V106中剩余的水流到V105中。
V105中的减顶污水，经P126A/B(减顶排水泵)抽出分两路，一路与初常顶排水一起送出装置，一路通过V122-V121-V 105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。
减一线及一中油由泵P 114A/B(减一线及一中油泵)抽出分两路，一路作为塔的内回流返塔，另一路经E134(减一线及一中热水换热器)与热水换热到110℃分两路，一路经A108A-D(减一中及一线空冷器)、E135(减一中冷却器)冷却到50℃后返塔顶，另一路为减一线产品(柴油)与常三线油合并出装置。
到罐区时则经A-109冷却至50℃去灌区。
减二线及二中油经泵P115A/B(减二线及一中油泵)升压后依次经E112A-D和E109 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E104换热到135℃与减三线(热蜡油)混合作为热蜡油出装置。
当减二线到罐区时则经E-136A, B(减二线一热水换热器)冷却后与减三线(90℃)一起出装置。
减三线及三中油经泵P116A/B(减三线及三中油泵)升压后分两路，一路作为内回流返回减压塔，另一路依次经E127A-D, E123 A/B, E114和E120 A-D换热到216℃后分两路，一路作为回流返回减压塔，另一路经E116、E133与冷源换热到135℃作为热蜡油与减二线热蜡油合并一起出装置。
当减三线到罐区时则经E137A,B(减三线一热水换热器)冷却到冷蜡油90℃与减二线冷蜡油合并一起出装置。
减四线油由泵P117A/B抽出，一部分返回减压塔底，另一部分与减压渣油合并后进行换热和冷却，亦可送到减压炉前与常底油一起进减压炉。
减压渣油由P118A/B(减压渣油泵)抽出后与减四线油合并，依次经E-125 A-D、E-126、E-115 A,B、E-113 A-D、E-117 A,B和E-105换热到160 ℃送焦化装置;当焦化装置暂时不要时，则经E138A-D(减压渣油冷却器)冷却到90℃送到罐区。
1.1.3轻烃回收初顶油、常顶二级油和富吸收油进入V201(脱丁烷塔进料罐)缓冲后由P202A1B(脱丁烷塔进料泵)抽出，经E202A, B(脱丁烷塔进料换热器)与热源进行换热，换热后至T202(脱丁烷塔)。
T202塔顶油气经A201 A-D(脱丁烷塔顶空冷器)和E203A，B(脱丁烷塔顶冷凝器)冷凝冷却到42℃后进入V202(脱丁烷塔顶回流罐)进行气液分离，一部分液体经P203A/B(脱丁烷塔顶回流泵)抽出后返回塔顶作为回流。