60万吨常压30万吨催化气分工艺资料

加工60万吨/年原油项目
方案设计
长岭炼化岳阳工程设计有限公司北京分公司
项目名称：加工60万吨/年原油项目
建设单位：
建设单位负责人：
编制单位：长岭炼化岳阳工程设计有限公司
北京分公司
编制单位负责人：
1概述2
1.1设计依据2
1.2设计范围2
1.3 设计原则2
1.4 装置概况2
1.5 装置技术方案和技术来源3
1.6 装置自动控制水平及仪表选型5
2 原料和产品6
2.1原料6
2.2产品性质6
3 装置物料平衡7
3.1常压部分物料平衡7
3.2 催化装置物料平衡8
3.3气体分馏部分物料平衡9
5 工艺流程说明13
5.1 工艺流程简述13
5.3 工艺设备24
6 装置消能耗28
7 装置定员33
8 建设投资估算表33
1概述
1.1设计依据
1.2设计范围
本项目的设计范围包括60×104t/a常压蒸馏装置、36×104t/a重油催化裂化装置及6×104t/a 气体分馏部分等组成的联合装置边界线以内的所有工程设计内容。

1.3 设计原则
1.3.1在满足全厂总流程的前提下，采用可靠、成熟、适用的工艺技术，设计达到同类装置的国内先进水平；
1.3.2装置设计遵循技术先进、安全可靠、操作简便（运行和维修）、操作弹性大、保护环境的原则，使工厂以合理的投入，取得较好的综合经济效益；
1.3.3产品品种、数量和质量满足国家标准；
1.4 装置概况
该项目工艺装置包括常压、催化、气分三套装置，以下分别加以叙述。

1.4.1装置规模
常压装置：60×104t/a；
催化装置：36×104t/a；
气分装置：6×104t/a；
年开工按8000小时计。

1.4.2装置的生产方案
常压装置：主要产品为柴油、催化裂化原料（>355℃常压渣油）。

催化装置：主要产品为轻柴油、汽油、液化气；
气分装置：精丙烯、液化气；
1.4.3装置原料来源
常压装置原料为胜利原油、孤岛原油。

催化装置原料为常压渣油。

气分装置原料为催化装置生产的液化气。

1.4.4 装置组成
常压装置由电脱盐、常压蒸馏、液化气、柴油精制组成；
催化装置由反应再生、主风机组、余热锅炉、分馏、吸收稳定、气压机部分及余热回收站组成，其中余热回收站负责回收及利用本装置内的低温余热。

1.4.5生产制度
本装置为连续生产，实行五班三倒制。

1.5 装置技术方案和技术来源
1.5.1技术方案和技术来源
主要技术方案和技术来源均采用目前中国国内先进、成熟、可靠的技术。

常压蒸馏换热系统和气体分馏部分统一考虑，同时考虑了催化装置的低温位热的利用。

常压渣油换热至140℃左右直接进催化裂化装置；催化装置的低温位热水为气体分馏塔提供重沸热源。

1.5.2常压装置采用的主要技术路线和方案
（1）原油蒸馏采用成熟的二级蒸馏技术（初馏和常压蒸馏）；
（2）初馏塔采用提压操作技术，回收原油中的液化气；
（3）初顶油气和常顶油气均与原油换热，回收低温位热量；
（4）原油电脱盐采用二级交直流型电脱盐工艺；
（5）应用先进的工艺模拟软件对全装置进行模拟计算，优化操作条件；
（6）采用窄点技术优化换热网络，并在适当部位选用高效换热设备，提高换热强度；（7）加热炉设空气预热系统，降低排烟温度，使加热炉效率达88％以上；
（8）初馏塔顶和常压塔顶的馏出线上采取了注水、注中和缓蚀剂防腐措施；
（9）常一线石脑油用热虹吸重沸器汽提，精制采用无混合传质碱精制加白土吸附精制技术；液化气采用碱洗、水洗技术；常二线、常三线油采用电化学精制技术；
（10）初馏塔、常压塔、汽提塔采用板式塔，塔内件采用先进的高效浮阀塔盘；
1.5.3催化装置采用的主要技术路线和方案
（1）反应部分采用降烯烃技术，所产目的产品汽油满足国Ⅲ标准。

（2）再生部分采用单段逆流高效再生技术
（3）高效催化剂汽提技术
（4）高效雾化喷嘴技术
（5）汽油脱硫醇部分采用预碱洗脱硫化氢及催化氧化法固定床无碱液脱硫醇工艺，
（6）干气及液化石油气脱硫部分：
采用二乙醇胺（DEA）溶剂脱硫工艺。

（7）酸性水汽提部分采用单塔常压汽提工艺，
1.5.4气体分馏和稳定装置采用的主要技术路线和方案
（1）采用常规、成熟的精馏技术；
（2）气体分馏塔选用板式塔，采用高效浮阀塔盘；
（3）选择先进节能的工艺技术，利用常压蒸馏部分和催化装置的低温位热源；
（4）采用节能机泵，对液化气、丙、丁烷易汽化介质采用屏蔽电泵。

1.6 装置自动控制水平及仪表选型
1.6.1装置自动控制水平
为了提高自动化水平，并保证其安全、平稳、长期、可靠、高效运行，DCS将作为所有工艺装置的控制系统。

重要的工艺参数将在DCS上显示和控制，参数越限将在DCS上声光报警。

操作人员据此采取相应的调整，以达到理想的目的；不需要经常观察的参数，只设就地检测仪表。

原油罐区也由本装置管理。

1.6.2装置仪表选型
基本原则: 所有仪表都必须安全可靠。

在满足要求的情况下优先选用中国制造的仪表。

控制系统按本质安全系统设计，相关仪表选用本质安全防爆仪表。

个别仪表没有本质安全型，则选用隔爆型仪表。

2 原料和产品
2.1原料
60×104t/a常压蒸馏装置所加工的原料为胜利原油、孤岛原油；40×104t/a催化装置的原料为常压渣油；6×104t/a气体分馏装置的原料是催化裂化装置所生产的液化气。

2.2产品性质
根据甲方提供的原油评价数据及相关资料，常压部分、气体分馏部分的产品、中间产品分别为：
常压部分：
石脑油镏分（IP～200℃），作为催化装置调和组分；
柴油镏分（200℃～355℃），精制后作为柴油调和组份出装置；
常压渣油（>355℃），作为催化裂化装置的原料。

气体分馏部分：
液化气（<IP部分），作为中间产品为气体分馏部分提供原料；
精丙烯：作为产品出装置；
液化气（不含丙烯），作为产品出装置。

3 装置物料平衡
3.1常压部分物料平衡
表3-1 60×104t/a常压部分物料平衡
序号物料名称收率% 流量备注
W%
一入方kg/h t/d 104t/a
1 1原油100 75000 1800.0 60.0
合计100 75000 1800.0 60.0
二出方
1 不凝气0.
2 150 3.6 0.12 燃料气
2 初顶油<IP 8.2
3 6173 148.1
4 4.938
3 石脑油IP～170 8 6000 14
4 4.8 石脑油组分
4 常一线油170～2257.8 5850 140.4 4.68 石脑油组份
5 常二线油225～2908.12 6090 146.1
6 4.872 柴油组份
6 常三线油290～3557.55 5663 135.9 4.53 柴油组份
7 常压渣油>35560 45000 1080 36 催化原料
8 损失0.1 75 1.8 0.06
合计100 75000 1800.0 60
注：以上数据为预估的原油评价所作。

3.2 催化装置物料平衡
表3-2
序
号物料名称数值备注
w% kg/h 104t/a
一原料
100 45000 36
合计100 45000 36
二产品
1 干气4 1800 1.44
2 液化石油气15 6750 5.4
3 汽油45 20250 16.2
4 轻柴油23.
5 10575 8.46
5 油浆2.5 1125 0.9
6 焦炭9.5 4275 0.18
7 损失0.5 225 3.42
合计100.0 45000 36
3.3气体分馏部分物料平衡
表3-3 气体分馏部分物料平衡
序物料名称数量备注
号kg/h ×104t/a
1 进料：液化石油气7500 6
合计7500 6
2 出料：精丙烯48 0.04
丙烷馏分2271 1.82
乙烷气506 0.41
碳四碳五馏分4675 3.74
合计7500 6
4主要操作条件
4.1常压部分主要操作条件见表4.1-1
常压部分主要操作条件见表4.1-1。

表4.1-1 常压部分主要操作条件
名称单位指标名称单位指标
原油进装置温度℃30 常一中抽出温度℃206
原油进装置流量kg/h 75000 常一中返回温度℃146
原油电脱盐温度℃～127 常一中循环量Kg/h 38605
原油电脱盐操作压力Mpa 1.2 常二中抽出温度℃274
常压炉入口温度℃270 常二中返回温度℃214
常压炉出口温度℃365 常二中循环量Kg/h 42580
初馏塔进料温度℃242 常压塔收率% 44.27
初馏塔顶压力MPa（g）0.3 常压部分总收率% 55.15
初馏塔顶温度℃161
初馏塔底温度℃238 液化气碱精制罐温度℃40
初馏部分收率％10.93 液化气碱精制罐压力MPa（g）1.45 石脑油碱精制罐温度℃45
常压塔进料温度℃365 石脑油碱精制罐压力MPa（g）0.7 常压塔顶压力MPa（g）0.05 石脑油白土精制罐温度℃45 常压塔顶温度℃131 石脑油白土精制罐压力MPa（g）0.8 常压塔底温度℃350 常二线油碱精制罐温度℃60
常一线抽出温度℃217 常二线油碱精制罐压力MPa（g）0.6 常二线抽出温度℃231 常三线油碱精制罐温度℃60
常三线抽出温度℃303 常三线油碱精制罐压力MPa（g）0.6 4.2催化主体部分主要操作条件
1）、分馏、吸收稳定部分主要操作条件
表4－5
序号名称设计数据
一分馏部分
(一) 分馏塔
1 分馏塔顶温度,℃110
2 分馏塔底温度,℃355
3 分馏塔顶压,MPa（绝）0.23
4 分馏塔顶油气分离器压力,MPa（绝）0.16
二气压机
1 气压机负荷,m3n/min 190
2 气压机出口压力,MPa（绝）1.6
三吸收-稳定部分
(一) 吸收塔
1 吸收塔顶温度,℃46
2 吸收塔底温度,℃44
3 吸收塔顶压,MPa（绝）1.35
(二) 解吸塔
1 解吸塔顶温度,℃55.9
2 解吸塔底温度,℃141
3 解吸塔顶压,MPa（绝）1.45
4 解吸塔底重沸器进口/出口温度,℃141/169
续表4-5
序号名称设计数据
(三) 再吸收塔
1 再吸收塔顶温度,℃41.3
2 再吸收塔底温度,℃53.7
3 再吸收塔顶压,MPa（绝）1.3
(四) 稳定塔
1 稳定塔顶温度,℃60.3
2 稳定塔底温度,℃189
3 稳定塔顶压,MPa（绝）1.15
4 稳定塔底重沸器进口/出口温度,℃189/202
2）余热锅炉操作条件
表5-6
序号项目单位设计数据备注
1 饱和蒸汽压力MPa（G）4.22
2 饱和蒸汽温度℃256
3 过热蒸汽压力MPa（G）3.82
4 过热蒸汽温度℃450
5 再生烟气压力MPa（G）0.008
6 再生烟气温度℃650
7 再生烟气流量m3n/h 42206
4.3气体分馏部分主要操作条件
气体分馏部分主要操作条件见表4.1-2。

表4.1-2 主要操作条件
名称单位指标名称单位指标
初顶油进料温度℃40.0 液化气进料温度℃40
初顶油进料压力Mpa（g） 1.45 液化气进料压力Mpa（g） 1.2 初顶油进料流量kg/h 8200.0 液化气进料流量kg/h 7500
稳定塔进料温度℃126.0 气体分馏塔进料温度℃40
稳定塔顶压力MPa（g）1.25 气体分馏塔进料压力Mpa（g）1.2
稳定塔顶温度℃63.1 气体分馏塔顶温度℃49.3
稳定塔底温度℃188.1 气体分馏塔底温度℃87.9
回流比1.8 回流比2.5
液化气出料温度℃40 商品丙烷出装置温度℃40
液化气出料压力MPa（g） 1.50 商品丙烷出装置压力MPa（g）1.65
石脑油出装置温度℃40 商品丁烷出装置温度℃40
石脑油出装置压力MPa（g） 1.10 商品丁烷出装置压力MPa（g）1.20
5 工艺流程说明
5.1 工艺流程简述
5.1.1 常压部分
（1）原油换热及初馏部分
30℃原油自罐区自流进入装置，经原油泵P1101/1.2增压后，分两路分别与原油－初顶油气换热器E1101/1.2、原油－常顶油气换热器E1102/1.2换热后，合成一路，原油温度升至94℃，然后再经原油－常一线油换热器E1103、原油－常二线油（II）换热器E1104、原油－常一中（II）换热器进行换热，换热后原油升温至127℃进入两级电脱盐罐V1101/1.2进行脱盐。

脱盐后原油再经原油－常压渣油（Ⅳ）换热器E1106/1.2、原油－常二线（I）换热器E1107、原油－常三线油（II）换热器E1108、原油－常一中（I）换热器E1109/1.2、原油－常压渣油（III）换热器E1110/1.2、原油－常二中（II）换热器E1111/1.2、原油－常压渣油（II）换热器E1112/1.2、原油－常三线油（I）换热器E1113进行换热，原油温度升至242℃后进入初馏塔。

初馏塔顶油气经E1101/1.2与原油换热后再经空冷器A1101冷却到40℃后进入初馏塔顶回流罐V1102，经不凝气压控阀控制回流罐压力在维持在0.25Mpa，不凝气经瓦斯分液罐V1104分液后，到加热炉燃烧；初顶汽油一路经初顶回流泵P1102/1.2抽出作为塔顶冷回流回注到T1101内，另一路经初顶产品泵P1103/1.2抽出作为稳定塔T1201进料，经稳定后塔底油作为重整装置的原料到罐区，稳定塔顶部分经回流罐后，分出液化气和不凝气，液化气经精制后进到气分装置原料缓冲罐，不凝气经调节阀后到燃料气分液罐V1105分液后到加热炉F1101作为燃料。

初馏塔底油经初底泵P1104/1.2抽出后经与换热器初底油－常压渣油（I）E1114换热至270℃后，经加热炉F1101升温至365C℃后进入常压塔T1102进行分馏。

（2）常压蒸馏部分
常压塔顶温度控制在131℃、压力0.05MPa（g）,常顶油气经与原油换热器E1102/1.2换热至99℃后，进入空冷器A1102进行冷凝、冷却至40℃后进入常压塔顶回流罐V1103进行气液分离，常顶不凝气至瓦斯分液罐V1104分液后作常压炉的燃料。

常顶汽油经常顶回流泵P1105/1.2抽出后分为两路，一路至塔顶作为冷回流回注T1102内，另一路作为重整原料出装置。

常一线油(石脑油)自常压塔T1102第12层板自流入汽提塔T1103上段，用常三线油作为重沸器热源进行汽提，汽提后的气相返回常压塔T1102第11层板，液相由泵P1106/1.2抽出，与原油换热至114℃后经常一线油冷却器E1117冷至45℃后进石脑油碱洗精制罐V1108/1.2、石脑油白土精制罐V1109/1.2进行精制，精制后的石脑油送至罐区。

常二线油自常压塔T1102第28层板自流进入汽提塔T1103中段，经过热蒸汽进行汽提，气相返回常压塔T1102第27层板。

汽提后的常二线油由泵P1107/1.2抽出，经换热器E1107、E1104与原油换热至116℃，再经常二线油冷却器E1118冷却至60℃送至常二线油碱洗、水洗罐V1110精制后作为产品至罐区。

常三线油自常压塔T1102第38层板自流进入汽提塔T1103下段，经过热蒸汽进行汽提，气相返回常压塔T1102第37层板。

汽提后的常三线油由泵P1108/1.2抽出，经换热器E1113、
石脑油重沸器E1115、E1108、稳定塔进料－常三线油换热器、E-1206换热至108℃，再经常三线油冷却器E1119，冷却至60℃送至常三线油碱洗、水洗罐V1111精制后作为产品至罐区。

206℃常一中油自常压塔T1102第16层板抽出，经泵P1109/1.2升压后，经换热器E1109/1.2、E1105与原油换热至146℃返回至常压塔T1102第14层板。

274℃常二中油自常压塔T1102第34层板抽出，经泵P1110/1.2升压后，经稳定塔底热器重沸器E-1204、换热器E1111/1.2与原油换热至214℃返回至常压塔
T1102第32层板。

常压渣油由泵P1111/1.2抽出，经换热器E1114、E1112/1.2、E1110/1.2 E1106/1.2换热至140℃后送至催化裂化装置，或经常压渣油冷却器E1120冷却至95℃后至罐区。

（3）碱精制部分
常压部分所产的液化气与浓度2％的碱液混合后进入碱洗罐，碱渣与液化气在罐内自然沉降分离，液化气自罐上部引出，与新鲜水混合后进入水洗罐，在罐内进行液化气和水沉降分离，液化气自罐上部排出后到气分进料缓冲罐V1202,排出的含碱污水经管道送至污水处理场，碱渣排至碱渣罐集中送至化学药剂配制设施单元，集中处理。

常二线油、常三线油与浓度2％的碱液混合后分别进入碱洗水洗罐下罐，在电场作用下碱渣与油在罐中沉降分离，油自下罐引出，与新鲜水混合后进入上罐（水洗罐），在电场作用下水与油进行沉降分离。

油自罐上部排出后出装置，排出的含碱污水经管道送至污水处理场，碱渣排至碱渣罐集中送至化学药剂配制设施单元，集中处理。

常一线油从分馏部分来，一部分并入常三线油，与常三线油一起精制；另一部分进入石脑油碱精制罐V1108/1.2，使酸值、铜片腐蚀等指标达到JetA1燃料的指标，再自下而上进入石脑油白土精制罐V1109/1.2，使颜色，外观等指标达到JetA1的要求。

最后进入石脑油过虑器，过滤后的油品出装置。

30％浓度碱液自装置外分别进入10％浓度碱液储罐V1123和2％浓度碱液储罐V1115/1.2，分别配制成10％浓度碱液和2％浓度碱液。

10％浓度碱液经注碱泵P1123注入碱精制罐V1108/1.2；2％浓度碱液经液化气精制注碱泵P1117/1.2和柴油精制注碱泵P1118/1.2分别注入液化气碱精制罐和常二线油、常三线油精制罐碱洗混合器前。

新鲜水经液化气精制注水泵P1116/1.2和柴油精制注水泵P1124/1.2升压后，分别注入液化气水洗混合前和常二线油、常三线油水洗混合器前。

（4）一脱二注部分
净化水或新鲜水自装置外引入电脱盐注水罐V1112后，由二级电脱盐注水泵P1113/1.2升压与电脱盐排水－注水换热器E1116/1.2换热至80℃后，注入二级电脱盐混和器前，二级电脱盐排水经泵P1112/1.2升压后注入一级电脱盐罐混和器前。

同时一级电脱盐罐保留注净化水的措施。

一级电脱盐罐排水经换热器E1116/1.2换至70℃后再经电脱盐排水冷却器E1121冷却至50℃后经管道送至污水处理场。

破乳剂桶装自装置外仓库运至装置，在破乳剂配制储罐V1113/1.2中，用净化水或新鲜水配成一定浓度的溶液，由注破乳剂泵P1114/1.2抽出，分两路分别注入各级电脱盐入口混合阀前。

中和缓蚀剂桶装自装置外仓库运至装置，在缓蚀剂配制储罐V1114/1.2中，用净化水或新鲜水配成一定浓度的溶液，由注缓蚀剂泵P1115/1.2抽出，分两路分别注入初馏塔和常压塔顶气相线上。

初顶、常顶冷凝水进入酸性水罐V1119，经泵P1120/1.2抽出，如果酸性水的性质能够满足电脱盐注水的要求，就打到电脱盐注水罐V1112，如不能，则送出装置到酸性水汽提装置。

5.1.2催化裂化装置
5.1.2.1 催化主体部分
本装置包括反应—再生部分、主风机及烟气能量回收部分、分馏部分、吸收稳定部分、气压机部分、余热锅炉及产汽部分。

1）、反应—再生部分
130℃原料油自常压装置进入本装置原料油缓冲罐，经原料油泵升压与轻柴油、循环油浆换热，换热后温度至180℃左右和回炼油混合，分四路经原料油雾化喷嘴进入提升管反应器，油浆经单独的喷嘴进入提升管反应器，在此与高温再生催化剂接触并迅速升温、汽化，在催化剂沿提升管向上流动的同时，原料不断进行反应，生成汽油、轻柴油、液化石油气、干气、油浆等气相产物，同时生成的焦炭覆盖在催化剂表面，使其裂化活性逐渐降低，成为待生催化剂，反应油气与待生催化剂经提升管反应器出口粗旋迅速分离。

进入沉降器后，油气经单级旋风分离器分离催化剂后，离开沉降器进入分馏塔。

待生催化剂在沉降器下部的汽提段与蒸汽逆流接触，以置换催化剂所携带的油气，汽提后的催化剂经待生立管、待生塞阀、待生立管套筒进入再生器的密相床，在690℃的再生温度、富氧、CO助燃剂的条件下进行逆流完全再生，催化剂活性得到恢复并由再生斜管输送到提升管反应器循环使用。

再生过程的过剩热量由外取热器取走。

再生器的部分催化剂由外取热器入口管进入外取热器壳程，在流化风的作用下，呈密相向下流动，在流经翅片管束间降温冷却，冷却后的催化剂经外取热器返回管由提升风提升返回再生器密相床层中部，外取热器流化风、提升风由增压机提供。

再生烟气经三组二级旋风分离器分离催化剂后，再经三级旋风分离器（CY103）进一步分离催化剂后进入烟气轮机（BE101）膨胀作功驱动主风机（M101/A）。

从烟气轮机（BE101）出来的烟气进入余热锅炉进一步回收烟气的热能，使烟气温度降到180℃以下，最后经烟囱排入大气。

2）、分馏部分
由沉降器来的反应油气进入分馏塔底部，通过人字型挡板与循环油浆逆流接触，洗涤反应油气中的催化剂并脱除过热，使油气呈饱和状态进入分馏塔上部进行分馏。

分馏塔顶油气经分馏塔顶油气空冷器(E201A-D)或分馏塔顶油气—脱氧水换热器(E214A.B)、分馏塔顶油气冷凝冷却器(E202A.B)冷却至40℃，进入分馏塔顶油气分离器(V202)进行气液相分离，分离出的粗汽油经粗汽油泵(P203A.B)打入吸收塔(T301)作吸收剂，富气进入气压机(C301)。

轻柴油自分馏塔(T201)第十三、十五层自流至轻柴油汽提塔(T202)，汽提后的轻柴油由轻柴油泵(P205A.B)抽出，经轻柴油—原料油换热器(E205A.B)、轻柴油—富吸收油换热器(E215A.B)、轻柴油空冷器(E206)以及轻柴油冷却器(E207)使轻柴油温度降至40℃，分为二路，一路作为产品出装置，一路送至再吸收塔(T303)作吸收剂。

分馏塔多余的热量分别由顶循环回流、中段循环回流、油浆循环回流取走。

顶循环回流自分馏塔第四层塔盘抽出，用顶循环油泵(P204A.B)升压，经顶循环油—凝结水换热器(E204) 、顶循环油空冷器(E203A.B)，温度降至80℃后返回分馏塔第一层。

中段回流油自分馏塔第十七层抽出，用中段循环回流油泵(P206A.B)升压，经循环油浆—分馏一中段油换热器(E208)，稳定塔底重沸器(E309)、解吸塔底重沸器(E306)、分馏一中段油冷却器(E209)冷却后温度降至190℃返回分馏塔第十四、十六层。

油浆自分馏塔底由油浆泵(P208A.B)抽出后，分为二路，一路为回炼油浆直接至提升管反应器；一路经循环油浆—分馏一中段油换热器(E208)、循环油浆—原料油换热器(E210)、油浆蒸汽发生器(E211A.B)，温度降至280℃，再分为二路返回分馏塔，油浆冷却水箱为备用，将外甩油浆温度降至90℃送到装置外。

3）、吸收稳定部分
从分馏塔顶油气分离器来的富气进入气压机一段进行压缩，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。

气压机二段出口富气经压缩富气空冷器(E301)冷却后与解吸塔(T302)顶气、富气洗涤水，吸收塔(T301)底油混合，经压缩富气冷凝冷却器(E302)冷凝冷却至40℃，进入气压机出口油气分离器(V302)进行气、液分离，分离后的气体进入吸收塔(T301)，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吸收塔中段回流取走。

贫气至再吸收塔，用轻柴油作吸收剂进一步吸收后，干气自塔顶馏出经干气分液罐(S302)后，送至产品精制。

凝缩油由解吸塔进料泵(P301A.B)从气压机出口油气分离器(V302)抽出后分两路；一路经稳定汽油—凝缩油换热器(E305)加热至800C进入解吸塔(T302)第9层，另一路直接进入解吸塔顶部。

由塔底重沸器(E309)提供热量，以解吸出凝缩油中C2组分。

解吸塔重沸器(E306) 用分馏一中段油加热，脱乙烷汽油由塔底流出，经稳定塔进料换热器(E307)与稳定汽油换热后送至稳定塔进行多组分分馏。

稳定塔底重沸器由分馏塔中段循环回流油提供热量。

液化石油气从塔顶馏出，经稳定塔顶干式空冷器(E308A.B)及冷凝冷却器(E304A.B)冷至38℃后进入稳定塔顶回流油罐。

液化石油气经稳定塔顶回流油泵(P305A.B)抽出后，一部分作稳定塔回流，其余作为液化石油气产品送至产品精制。

稳定汽油从稳定塔底流出，经稳定塔进料换热器(E307)、稳定汽油—凝缩油换热器(E305)、稳定汽油—除盐水换热器(E310)，分别与脱乙烷汽油、凝缩油、除盐水换热后，再经稳定汽油冷却器冷却至40℃，一部分由稳定汽油泵升压送至吸收塔作补充吸收剂，其余部分送至汽油脱硫醇部分。

5.1.2.2 产品精制单元
1）、汽油脱硫醇部分
自催化裂化来的汽油，经汽油－碱液混合器（MI701）与10%的碱液混合后，进入预碱洗沉降罐（V701），汽油与碱液经沉降分离后，碱液循环使用，新鲜碱液由碱液泵（P702A，B）间断补充，碱渣间断自压至碱渣罐（V705），用泵间断送出装置，由工厂统一处理。

脱硫后的汽油经汽油－空气混合器（MI702）与净化空气、活化剂（按汽油量的10～20ppm 加入）混合后进入固定床反应器（R701A，B），反应器内装有经磺化酞菁钴催化剂碱液浸泡后的活性炭，在催化剂和活化剂的作用下硫醇被氧化成二硫化物并溶于汽油中。

汽油及其所夹带的尾气和碱液在汽油沉降罐（V702）中沉降分离，汽油经汽油成品泵（P701A，B），进入在汽油砂滤塔（T701）中进一步分离碱雾、水份等杂质，然后送出装置。

汽油沉降罐（V702）顶部分离出的尾气，送至酸性水汽提部分，经焚烧炉焚烧后送入烟囱高空排放。

该部分设有催化剂碱液及活化剂配制和加入设施。

2）干气及液化石油气脱硫部分
自新、老催化裂化来的液化石油气，进入液化石油气脱硫抽提塔（T801），用浓度为20%的二乙醇胺溶液进行液液抽提。

脱硫后的液化石油气经液化石油气-碱液混合器（MI801）与10%碱液混合后，进入液化石油气碱洗沉降罐（V812）沉降分离，碱液通过碱液泵（P702）进行强制循环。

新鲜碱液间断补充，碱渣间断排至碱渣罐（V705）。

碱洗后的液化石油气再用除盐水水洗，经水洗碱沉降罐（V813）沉降分离，底部污水间断排往含油污水管网。

分离后的液化石油气进入液化石油气砂滤塔（T804）进一步分离碱雾、水份等杂质后，即为成品送至罐区。

自新、老催化裂化来的干气进入干气脱硫塔（T802），与浓度为20%的二乙醇胺溶液逆向接触，干气中的硫化氢和部分二氧化碳被溶剂吸收，塔顶净化干气经净化干气分液罐（V810）分液后，送至工厂燃料气管网。

液化石油气脱硫抽提塔（T801）塔底富液与干气脱硫塔（T802）塔底富液〔必要时需经富液加压泵（P805A,B）增压〕合并后，经贫富液换热器（E801A～D）与贫液换热至98℃，。