催化裂化吸收稳定流程说明
催化裂化装置吸收稳定单元停工操作法
催化裂化装置吸收稳定单元停工操作法一、吸收稳定单元退油当反应切断进料后，分馏岗位将V22203A、B中轻燃油抽空后，停T22304至T22301的补充吸收油，退油原则尽量将油赶至T22304，各抽出泵抽空后停泵，退油结束。
分馏一中扫线开始前T22304油退完。
轻油由T22301V22302T22302T22304精制单元出装置贫吸收油走付线不经T22303，直接返T22201A，T22303中油压回T22201A，现场注意T22303液位不要压空，严禁干气窜入T22201A。
稳定塔在再沸器出口温度变化不大的情况下，加大稳定轻燃油出装量，在保证塔顶温度不变的情况下尽量加大液化气外送量，V22303无液面时，停P22306AB。
二、吸收稳定单元水顶油1. 分馏未吹扫干净E22310管程，T22304严禁进水，防止突沸。
2. 不合格轻燃油出装置线：新鲜水P22202FV22218管线P22218/2管线P22222不合格轻罐油3. 新鲜水走正常流程进T22301：P22202给水FV22218T22301P22203给水FV222184. T22301一中、二中回流线：一中：二中：P22303LV22302E22303T22301 P22304LV22303E22304T223015. 凝缩油线：T22301P22302FV22302V22302P22301FV22306E22305T22302FV22305V22301注水P22309LV229016. 脱乙烷轻燃油线：T22302P22305FV22307E22307T223047. 稳定塔回流线：P22306给水FV22308T223048. T22301补充吸收剂线：P22307FV22301T22301T223049. 吸收稳定单元撇油。
吸收稳定单元改为三塔循环流程，2小时后，将T22301、V22302抽空，水全部集中在T22302、T22304中，两塔内水位要高，以撇油线在P22307入口见水为准。
催化吸收稳定工艺流程及原理
催化吸收稳定工艺流程及原理
催化吸收稳定工艺是一种在石油化工领域广泛采用的气体处理技术，主要用于炼油厂的气体回收和净化。
该工艺流程主要包括以下几个步骤：
1. 吸收过程：首先，从裂解装置或其他来源产生的富含烃类组分的工艺气（如催化裂化装置的干气），通过与富油吸收剂逆流接触，在吸收塔内将C3及以上烃类有效地溶解到吸收剂中。
2. 解吸过程：随后，含有被吸收烃类的富油进入解吸塔，在一定温度条件下，通过降低压力或加热，促使烃类从吸收剂中解析出来，得到富含C3、C4等轻烃的气体产品。
3. 稳定过程：对于含C5及更重组分的汽油组分，送入稳定塔进行进一步分离，通过精馏原理去除其中的C5+组分，以降低汽油蒸汽压，提高其储存和运输安全性。
整体而言，催化吸收稳定工艺通过连续的物理化学过程，实现了对裂解气和其他烃类混合气的有效分离和资源优化利用。
ASPEN-0-9-ASPEN_吸收稳定
催化吸收稳定系统流程模拟计算一、工艺流程简述催化裂化是我国最重要的重质石油馏份轻质化的装置之一。
它由反再、主分馏及吸收稳定系统三部分所组成。
分馏系统的任务是把反再系统来的反应产物油汽混合物进行冷却，分成各种产品，并使产品的主要性质合乎规定的质量指标。
分馏系统主要由分馏塔、产品汽提塔、各中段回流热回收系统，并为吸收稳定系统提供足够的热量，不少催化装置分馏系统取热分配不合理，造成产品质量不稳定、吸收稳定系统热源不足。
吸收稳定系统对主分馏塔来的压缩富气和粗气油进行加工分离，得到干气、液化气及稳定汽油等产品。
一般包括四个塔第一塔为吸收塔，用初汽油和补充稳定汽油吸收富气中的液化气组份，吸收后的干气再进入到再吸收塔，用催化分馏塔来的柴油吸收其中的较轻组份，再吸收塔顶得到含基本不含C3组份的合格干气，再吸收塔底富柴油回到分馏系统。
吸收塔底富吸收液进到解吸塔，通过加热富吸收液中的比C2轻的组份基本脱除从解吸塔顶出来再回到平衡罐，再进到吸收塔内；解吸塔底脱除C2组份的液化气和汽油组份再进到稳定塔，通过分离稳定塔顶得到C5合格的液化气组份，塔底得到蒸汽压合格的汽油，合格汽油一部分作为补充吸收剂到吸收塔，一部分作为产品出装置。
吸收稳定系统分离其工流流程如图4-1所示，所涉及主要模块有吸收塔（C10301）、解吸塔（C10302）、再解吸塔（C10303）、稳定塔（C10304）。
解吸塔进料预热器（E302）、稳定塔进料换热器（E303），补充吸收剂冷却器（C39）,平衡罐（D301）。
图4-1 催化吸收稳定系统模拟计算流程图GGGAS干气； LLPG液化气； GGOIL稳定汽油；PCOIL贫柴油；PGAS干气；FCOIL富柴油；二汽油；LPG液化气；WDGOIL5稳定汽油产品；D301平衡罐；C10301吸收塔，C10302解吸塔，C10303再吸收塔，C10304稳定塔二、需要输入的主要参数1、装置进料数据2、单元操作参数3、设计规定4、灵敏度分析的应用应用方案研究功能研究，考察贫汽油流量、贫柴油流量对贫气中C3含量、液化气中C2含量的影响。
催化裂化分馏吸收稳定部分流程口诀
催化裂化分馏吸收稳定部分流程口诀本文来自: 岳阳石化人网作者: news日期: 2009-2-21 14:05阅读人数: 28人收藏本帖产物导进分馏塔管线抽出有六家先说一路分顶气压力零三三兆帕初始温度一二五换热冷到四十佳进入油气分离器三相分离大欢喜粗汽油要吸收去偏师用作终止剂酸水要来洗富气富气直上压缩机二路再说顶循环换热流程最简单抽出温度一四八冷到八十再返塔三路说到轻柴油汽提塔里转一周温度通常二百二冷到六十卖柴油一部深冷三十五正好用作再吸收四路说说一中段抽出温度二九三换热稳塔重沸器再至二百是限关五路说说二中油通常回炼要合流大部要走发生器小部直去反应区抽出温度三四四返塔温度二百七六路说说油浆线两相分离泪涟涟二百八十返回塔产品九十说再见说完分馏说吸收吸收稳定费琢磨富气直上压缩机压缩气用酸水洗其先抽出一分支补充分顶防喘息解顶气混空冷前吸底油混冷却器分离器前四十度液相解吸进料油酸水要到缓冲罐气相要去被吸收粗汽油作吸收剂稳定汽油来补足吸收塔顶再吸收温度只有四十度吸收一中四十始返塔温度三五低吸收二中同此理吸收塔底四十一解吸进料自分离塔顶气体混富气中段重沸是九七返回增加十度矣塔顶重沸一四八返塔更是一六七解吸塔底作进料稳定塔前一五七塔顶液化石油气初始温度五十七回流罐前四十一大部返塔要稳定小部产品出装置稳定塔底作二路一八零是初温度一路要去补吸收二路重沸再回流热源常是分一油温度上扬超十度说完稳定还得说不可或缺再吸收吸收剂才三十五其实就是轻柴油被吸则是吸顶气富油换热上分馏出来初温四十五终温一百正所求催化裂化一大家十二兄弟遍天涯MGG要吃蜡胃口好时也掺渣生产汽油最大量还有石油气液化ARGG裂常渣目的产品同上家DCC工艺二取一都要生产轻质烯一型原料是蜡油最大产出是丙烯二型原料重质油多产丙烯异构烯MIO掺渣油主体重质馏分油生产异丁异戊烯还有高辛值汽油MGD也不差原料蜡油和常渣汽油降烯效果好轻柴石油气液化异构烷烃MIP 同时汽油也降烯热裂解工艺CPP 制取乙烯和丙烯DNCC工艺牛吸附转化焦化油碱氮吸附催化剂烧焦再生也解毒DOCR石蜡基DOCP是兄弟高效复合分子筛提高汽油辛烷值FDFCC双提升灵活多效多轻烯调节产品升温度汽油大幅度降烯HCC接触剂重油接触制乙烯两段提升管工艺TSRFCC大幅提高转化率干气焦炭产率低辅助提升管工艺汽油改质靠降烯。
催化裂化吸收稳定系统流程模拟及优化
2.0 1.5 1.0 0.5 0.0 30 40 50 60 解析塔进料温度/℃Gj
30 28 26 24 22
30
40
50
60
解析塔进料温度/℃
70
80
90
吸收塔塔板数的影响
2.5
干气中丙烯浓度/%
2.0 1.5 1.0 0.5 5 10 15 20 吸收塔塔板数 25 30 35
总热负荷 总冷负荷
30
35
稳定塔塔板数的影响
1.10
干气中丙烯浓度/%
1.08
1.06 1.04 1.02 10 15 20 25 稳定塔塔板数
36
30
35
40
总热负荷
32
负荷/Gj
总冷负荷
28 24 20 10
15
20
25 稳定塔塔板数
30
35
40
优化工况与基本工况比较
参数比较 产品质量
经济效益
大连理工大学 热烈欢迎尊贵客人的 光临和指导
6.0 22 1.3 8.0 2.3 2.3 1.9 1.3 1.3
粗汽油和轻柴油组成
项目 初馏点 10%
52.0
30%
78.0
50%
93.0
70%
90%
干点
密度(20℃) /kg· m－1
711.6 kg/m
粗汽油
35.0
122.0 158.0 176.0
轻柴油
180.0
204.0 225.0 254.0 289.0 331.0 354.0 870.5Kg/m3
0.55
1.33 0.26 27.38 13.23 16.57
重油催化裂化装置主要工艺流程说明
重油催化裂化装置主要工艺流程说明一. 反再系统1.反应部分混合蜡油和常(减)压渣油分别由罐区原料罐送入装置内的静态混合器(D-214)混合均匀后，进入原料缓冲罐(D-203/1)，然后用原料泵(P-201/1.2)抽出，经流量控制阀（8FIC-230）后与一中回流换热(E-212/1.2)，再与油浆(E-201/1.2)换热至170～220℃，与回炼油一起进入静态混合器（D-213）混合均匀。
在注入钝化剂后分三路(三路设有流量控制)与雾化蒸汽一起经六个进料喷嘴进入提升管，与从二再来的高温再生催化剂接触并立即汽化，裂化成轻质产品(液化气、汽油、柴油)并生成油浆、干气及焦炭。
新增焦化蜡油流程：焦化蜡油进装后先进焦化蜡油缓冲罐（D-203/2），然后经焦化蜡油泵（P-201/3.4）提压至1.3MPa 后分为两路：一路经焦化蜡油进提升管控制阀（8FIC242）进入提升管反应器的回炼油喷嘴或油浆喷嘴，剩余的焦化蜡油经另一路通过D-203/2的液位控制阀（8LIC216）与进装蜡油混合后进入原料油缓冲罐（D-203/1）。
新增常压热渣油流程：为实现装置间的热联合，降低装置能耗，由南常减压装置分出一路热常渣（约350℃），经8FIQC530直接进入D-213（原料油与回炼油混合器）前，与原料混合均匀后进入提升管原料喷嘴。
反应油气、水蒸汽、催化剂经提升管出口快分器分离出大部分催化剂，反应油气经过沉降器稀相沉降，再经沉降器(C-101)内四组单级旋风分离器分离出绝大部分催化剂，反应油气、蒸汽、连同微量的催化剂细粉经大油气管线至分馏塔人档下部。
分馏塔底油浆固体含量控制<6g/L。
旋分器分出的催化剂通过料腿返回到汽提段，料腿装有翼阀并浸没在汽提段床层中，保证具有正压密封，防止气体短路，汽提蒸汽经环形分布器进入汽提段的上中下三个部位使催化剂不仅处于流化状态，并汽提掉催化剂夹带的烃油气，汽提后的催化剂通过待生滑阀进入一再催化剂分布器。
催化裂化工艺流程及主要设备
➢分布器可分为板式(蝶形)和管式(平面树枝或环形)两种
重催再生器需设取热设备： a.内取热式 b.外取热式
主要要求有：
①再生剂的含炭量较低，一般要求低于0.2%，甚
至低于0.05%；
②有较高的烧碳强度，当以再生器内的有效藏量
为基准时，烧碳强度一般为100～250kg/(t.h)；
③催化剂减活及磨损较少； ④易于操作，能耗及投资少； ⑤能满足环保要求
①对于全混床反应器，第一段出口的半再生剂的含碳量 高于再生剂的含碳量，从而提高了烧碳速率；
②在第二段再生时可以用新鲜空气和更高的温度，提高 了烧碳速率；
③第二段内的水气分压可以很低，减轻了催化剂的水热 老化；且第二段的催化剂藏量比单段再生器的催化剂藏量低， 停留时间较短。因此，第二段可采用较高的再生温度。
从流化域来看，单段再生和两
段再生都属于鼓泡床和湍流床 的范畴，传递阻力和返混对烧 碳速率都有重要的影响。
你知道吗？
如果把气速提高到1. 2m/s
以上，而且气体和催化剂向 上同向流动，就会过渡到快 速床区域。
烧焦罐再生(亦称高效再生)就是 循环流化床的一种方式
二密床高度4~6m. 烟气流速 0.1~0.25m/s
稀相管高度8~15m.
烧焦罐再生 烟气流速7~10m/s
循环管是烧焦罐再生器的独有设备， 它的作用是把热催化剂从二密相返回 烧焦罐，提高烧焦罐底部温度和烧焦 罐密度，以提高烧焦速度并增加烧焦 能力。早期的烧焦罐装置循环比为 I~I.5，循环管直径与再生剂管直径相 当;近年设计的烧焦罐装置循环比为 1.5~2，循环管直径明显大于再生管 直径。
100~125mm厚的隔热耐磨衬里。 ➢ 伸到汽提段、沉降器内的部分只设耐磨衬里。 ➢ 提升管的上端出口处设有气-固快速分离机构，用于使催化剂与油气
催化裂化操作指南(分馏与稳定)解读
分馏过程
一、设备检查 1、塔器 （1）分馏塔 首次运行的分馏塔，必须逐层检查所有塔盘，确认按图纸正确安装； 如溢流口尺寸、堰高和塔盘水平度等。 对所有浮阀进行检查，确认清洁，活动自如；所有塔盘紧固件安装正 确、紧固；所有分布器安装定位正确，分布孔畅通。 每层塔盘和降液管清洁，顶循、中段、柴油等抽出槽和抽出口清洁无 杂物，集油箱焊缝完好，不泄漏。 底部脱过热段折流板（人字档板）等均坚固，焊缝完好，所有固定螺 栓均已经锤击或被点焊。 塔底搅拌蒸汽分布器、支撑等完好；油浆过滤器及其附件清洁，固定 或焊接牢固。 塔内设备检查完成后，应马上安装人孔，安排专人现场负责该项工作。
分馏过程
档板或园盘型档板，进入油气与260－360℃循环油浆逆流接触、换热、 冼涤，油气被冷却，将油气中夹带的催化剂细枌冼涤下来，防止其污染 上部的测线产品，堵塞上部塔盘。 （2）全塔过剩热量大 分馏塔进料是过热度很高的反应油气（480－510 ℃ ），塔顶是低温 （100－130 ℃ ）气体，其他产品均以液态形式离开分馏塔。在整个分 馏过程中有大量的过剩热量需要移出。所以系统有大量的冷换设备和热 水器。 （3）产品分馏要求较容易满足 油品分馏难易程度可用相邻馏分50%馏出温度差值来衡量。差值越大， 馏分间相对挥发度越大，就越容易分离。催化分馏塔除塔顶为粗汽油外 还有轻柴油、重柴油、回炼油三个侧线组分。催化裂化各侧线组分50% 馏出温度值较大，馏分容易分离，所以产品分馏要求容易满足。
分馏过程
（5）轻污油系统 分馏、吸收稳定部分轻油设备（换热器、泵、过滤器、采样器等） 在停工或检修时存有少量的轻油，通过污油系统自流至地下轻污油罐， 用污油泵送出装置。 （6）重污油系统 装置内重油设备在停工或检修时存有少量的重油，通过重污油系统 送出装置。 5、事故处理流程 （1）富气放火炬流程 开工时提升管反应器已经进油，但富气压缩机还没有启动，在此期 间产生的富气从分馏塔顶油气分离器引出经富气放空管道排放至火炬系 统。正常生产中富气压缩机因故障紧急停机，则启用富气放火炬系统。 （2）汽油紧急排放流程 当分馏塔顶油气分离罐粗汽油液位突然升高，用正常方法处理不及 时，有汽油进入富气压缩机的危险时，可启用汽油紧急放空（粗汽油泵 入口管排放到轻污油罐）。
催化裂化装置工艺中吸收稳定流程简述
催化裂化装置工艺中吸收稳定流程简述下载提示：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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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。
催化裂化的装置简介及工艺流程
催化裂化(de)装置简介及工艺流程概述催化裂化技术(de)发展密切依赖于催化剂(de)发展.有了微球催化剂,才出现了流化床催化裂化装置；分子筛催化剂(de)出现,才发展了提升管催化裂化.选用适宜(de)催化剂对于催化裂化过程(de)产品产率、产品质量以及经济效益具有重大影响.催化裂化装置通常由三大部分组成,即反应/再生系统、分馏系统和吸收稳定系统.其中反应––再生系统是全装置(de)核心,现以高低并列式提升管催化裂化为例,对几大系统分述如下：（一）反应––再生系统新鲜原料(减压馏分油)经过一系列换热后与回炼油混合,进入加热炉预热到370℃左右,由原料油喷嘴以雾化状态喷入提升管反应器下部,油浆不经加热直接进入提升管,与来自再生器(de)高温(约650℃~700℃)催化剂接触并立即汽化,油气与雾化蒸汽及预提升蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒~8米/秒(de)高线速通过提升管,经快速分离器分离后,大部分催化剂被分出落入沉降器下部,油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带(de)催化剂后进入分馏系统.积有焦炭(de)待生催化剂由沉降器进入其下面(de)汽提段,用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上(de)少量油气.待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器,与来自再生器底部(de)空气(由主风机提供)接触形成流化床层,进行再生反应,同时放出大量燃烧热,以维持再生器足够高(de)床层温度(密相段温度约650℃~680℃).再生器维持~(表)(de)顶部压力,床层线速约米/秒~米/秒.再生后(de)催化剂经淹流管,再生斜管及再生单动滑阀返回提升管反应器循环使用.烧焦产生(de)再生烟气,经再生器稀相段进入旋风分离器,经两级旋风分离器分出携带(de)大部分催化剂,烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱.再生烟气温度很高而且含有约5%~10%CO,为了利用其热量,不少装置设有CO锅炉,利用再生烟气产生水蒸汽.对于操作压力较高(de)装置,常设有烟气能量回收系统,利用再生烟气(de)热能和压力作功,驱动主风机以节约电能.（二）分馏系统分馏系统(de)作用是将反应/再生系统(de)产物进行分离,得到部分产品和半成品.由反应/再生系统来(de)高温油气进入催化分馏塔下部,经装有挡板(de)脱过热段脱热后进入分馏段,经分馏后得到富气、粗汽油、轻柴油、重柴油、回炼油和油浆.富气和粗汽油去吸收稳定系统；轻、重柴油经汽提、换热或冷却后出装置,回炼油返回反应––再生系统进行回炼.油浆(de)一部分送反应再生系统回炼,另一部分经换热后循环回分馏塔.为了取走分馏塔(de)过剩热量以使塔内气、液相负荷分布均匀,在塔(de)不同位置分别设有4个循环回流：顶循环回流,一中段回流、二中段回流和油浆循环回流.催化裂化分馏塔底部(de)脱过热段装有约十块人字形挡板.由于进料是460℃以上(de)带有催化剂粉末(de)过热油气,因此必须先把油气冷却到饱和状态并洗下夹带(de)粉尘以便进行分馏和避免堵塞塔盘.因此由塔底抽出(de)油浆经冷却后返回人字形挡板(de)上方与由塔底上来(de)油气逆流接触,一方面使油气冷却至饱和状态,另一方面也洗下油气夹带(de)粉尘.（三）吸收--稳定系统从分馏塔顶油气分离器出来(de)富气中带有汽油组分,而粗汽油中则溶解有C3、C4甚至C2组分.吸收––稳定系统(de)作用就是利用吸收和精馏(de)方法将富气和粗汽油分离成干气(≤C2)、液化气(C3、C4)和蒸汽压合格(de)稳定汽油.装置简介（一）装置发展及其类型1．装置发展催化裂化工艺产生于20世纪40年代,是炼油厂提高原油加工深度(de)一种重油轻质化(de)工艺.20世纪50年代初由ESSO公司(美国)推出了Ⅳ型流出催化装置,使用微球催化剂(平均粒径为60—70tan),从而使催化裂化工艺得到极大发展.1958年我国第一套移动床催化裂化装置在兰州炼油厂投产.1965年我国自己设计制造施工(de)Ⅳ型催化装置在抚顺石油二厂投产.经过近40年(de)发展,催化裂化已成为炼油厂最重要(de)加工装置.截止1999年底,我国催化裂化加工能力达8809.5×104t／a,占一次原油加工能力(de)33．5％,是加工比例最高(de)一种装置,装置规模由(34—60)×104t ／a发展到国内最大300×104t／a,国外为675×104t／a.随着催化剂和催化裂化工艺(de)发展,其加工原料由重质化、劣质化发展至目前全减压渣油催化裂化.根据目(de)产品(de)不同,有追求最大气体收率(de)催化裂解装置(DCC),有追求最大液化气收率(de)最大量高辛烷值汽油(de)MGG工艺等,为了适应以上(de)发展,相应推出了二段再生、富氧再生等工艺,从而使催化裂化装置向着工艺技术先进、经济效益更好(de)方向发展.2．装置(de)主要类型催化裂化装置(de)核心部分为反应—再生单元.反应部分有床层反应和提升管反应两种,随着催化剂(de)发展,目前提升管反应已取代了床层反应.再生部分可分为完全再生和不完全再生,一段再生和二段再生(完全再生即指再生烟气中CO含量为10—6级).从反应与再生设备(de)平面布置来讲又可分为高低并列式和同轴式,典型(de)反应—再生单元见图2—4、图2—5、图2—6、图2—7,其特点见表2—11.（二）装置单元组成与工艺流程1.组成单元催化裂化装置(de)基本组成单元为：反应—再生单元,能量回收单元,分馏单元,吸收稳定单元.作为扩充部分有：干气、液化气脱硫单元,汽油、液化气脱硫醇单元等.各单元作用介绍如下.(1)反应—再生单元重质原料在提升管中与再生后(de)热催化剂接触反应后进入沉降器(反应器),油气与催化剂经旋风分离器与催化剂分离,反应生成(de)气体、汽油、液化气、柴油等馏分与未反应(de)组分一起离开沉降器进入分馏单元.反应后(de)附有焦炭(de)待生催化剂进入再生器用空气烧焦,催化剂恢复活性后再进入提升管参加反应,形成循环,再生器顶部烟气进入能量回收单元.(2)三机单元所谓三机系指主风机、气压机和增压机.如果将反一再单元作为装置(de)核心部分,那么主风机就是催化裂化装置(de)心脏,其作用是将空气送人再生器,使催化剂在再生器中烧焦,将待生催化剂再生,恢复活性以保证催化反应(de)继续进行.增压机是将主风机出口(de)空气提压后作为催化剂输送(de)动力风、流化风、提升风,以保持反—再系统催化剂(de)正常循环.气压机(de)作用是将分馏单元(de)气体压缩升压后送人吸收稳定单元,同时通过调节气压机转数也可达到控制沉降器顶部压力(de)目(de),这是保证反应再生系统压力平衡(de)一个手段.(3)能量回收单元利用再生器出口烟气(de)热能和压力使余热锅炉产生蒸汽和烟气轮机作功、发电等,此举可大大降低装置能耗,目前现有(de)重油催化裂化装置有无此回收系统,其能耗可相差1／3左右.(4)分馏单元沉降器出来(de)反应油气经换热后进入分馏塔,根据各物料(de)沸点差,从上至下分离为富气(至气压机)、粗汽油、柴油、回炼油和油浆.该单元(de)操作对全装置(de)安全影响较大,一头一尾(de)操作尤为重要,即分馏塔顶压力、塔底液面(de)平稳是装置安全生产(de)有力保证,保证气压机人口放火炬和油浆出装置系统(de)通畅,是安全生产(de)必备条件. (5)吸收稳定单元经过气压机压缩升压后(de)气体和来自分馏单元(de)粗汽油,经过吸收稳定部分,分割为干气、液化气和稳定汽油.此单元是本装置甲类危险物质最集中(de)地方.(6)产品精制单元包括干气、液化气脱硫和汽油液化气脱硫醇单元该两部分,干气、液化气在胺液(乙醇胺、二乙醇胺、Ⅳ—甲基二乙醇胺等)作用下、吸收干气、液化气中(de)H2S气体以达到脱除H2S(de)目(de).汽油和液化气在碱液状态中在磺化酞氰钴或聚酞氰钻作用下将硫醇氧化为二硫化物,以达到脱除硫醇(de)目(de).2．工艺流程工艺原则流程见图2—8.原料油由罐区或其他装置(常减压、润滑油装置)送来,进入原料油罐,由原料泵抽出,换热至200—300°C左右,分馏塔来(de)回炼油和油浆一起进入提升管(de)下部,与由再生器再生斜管来(de)650～700°C再生催化剂接触反应,然后经提升管上部进入分馏塔(下部)；反应完(de)待生催化剂进入沉降器下部汽提段.被汽提蒸汽除去油气(de)待生剂通过待生斜管进入再生器下部烧焦罐.由主风机来(de)空气送人烧焦罐烧焦,并同待生剂一道进入再生器继续烧焦,烧焦再生后(de)再生催化剂由再生斜管进人提升管下部循环使用.烟气经一、二、三级旋分器分离出催化剂后,其温度在650～700°C,压力0．2-0．3MPa(表),进人烟气轮机作功带动主风机,其后温度为500—550°C,压力为0．01MPa(表)左右,再进入废热锅炉发生蒸汽,发汽后(de)烟气(温度大约为200℃左右)通过烟囱排到大气.反应油气进入分馏塔后,首先脱过热,塔底油浆(油浆中含有2%左右催化剂)分两路,一路至反应器提升管,另一路经换热器冷却后出装置.脱过热后油气上升,在分馏塔内自上而下分离出富气、粗汽油、轻柴油、回炼油.回炼油去提升管再反应,轻柴油经换热器冷却后出装置,富气经气压机压缩后与粗汽油共进吸收塔,吸收塔顶(de)贫气进入再吸收塔由轻柴油吸收其中(de)C4-C5,再吸收塔顶干气进入干气脱硫塔脱硫后作为产品出装置,吸收塔底富吸收油进入脱吸塔以脱除其中(de)C2.塔底脱乙烷汽油进入稳定塔,稳定塔底油经碱洗后进入脱硫醇单元脱硫醇后出装置,稳定塔顶液化气进入脱硫塔脱除H,S,再进入脱硫醇单元脱硫醇后出装置.(脱硫脱硫醇未画出)（三）化学反应过程1．催化裂化反应(de)特点催化裂化反应是在催化剂表面上进行(de),其反应过程(de)7个步骤如下：①气态原料分子从主流扩散到催化剂表面；②原料分子沿催化剂外向内扩散；③原料分子被催化剂活性中心吸附；④原料分子发生化学反应；⑤产品分子从催化剂内表面脱附；⑥产品分子由催化剂外向外扩散；⑦产品分子扩散到主流中.重质原料反应生成目(de)产品可用下图表示：2．催化裂化反应种类石油馏分是由十分复杂(de)烃类和非烃类组成,其反应过程十分复杂,种类繁多,大致分为几个类型.(1)裂化反应是主要(de)反应.即C—C键断裂,大分子变为小分子(de)反应.(2)异构化反应是重要(de)反应.即化合物(de)相对分子量不变,烃类分子结构和空间位置变化,所以催化裂化产物中会有较多异构烃.(3)氢转移反应是一个烃分子上(de)氢脱下来加到另一个烯烃分子上,使其烯烃饱和,该反应是催化裂化特有(de)反应.虽然氢转移反应会使产品安定性变好,但是大分子(de)烃类反应脱氢将生成焦炭.(4)芳构化反应烷烃、烯烃环化生成环烷烃和环烯烃,然后进一步氢转移反应生成芳烃,由于芳构化反应使汽油、柴油中芳烃较多.除以上反应外,还有甲基转移反应、叠合反应和烷基化反应等.（四）主要操作条件及工艺技术特点1．主要操作条件因不同(de)工艺操作条件不尽相同,表2—12列出一般一段再生催化裂化(de)主要操作条件.2．工艺技术特点(1)微球催化剂(de)气—固流态化催化裂化确切一点应该叫作流化催化裂化.微球催化剂(60—70／1m 粒径)在不同气相线速下呈现不同状态,可分为固定床(即催化剂不动)、流化床(即催化剂只在一定(de)空间运动)和输送床(即催化剂与气相介质一同运动而离开原来(de)空间)三种.过程是流化床,所以微球催化剂(de)气—固流态化是催化裂化工艺得以发展(de)基础,从而使反应—再生能在不同(de)条件下得以实现.(2)催化裂化(de)化学反应最主要(de)反应是大分子烃类裂化为小分子烃类(de)化学反应,从而使原油中大于300℃馏分(de)烃类生成小分子烃类、气体、液化气、汽油、柴油等,极大地增加了炼油厂(de)轻质油收率,并能副产气体和液化气.（五）催化剂及助剂1．催化剂烃类裂化反应,应用热裂化工艺也能完成,但是有了催化剂(de)参加,其化学反应方式不同,所以导致二类工艺(de)产品性质和产品分布都不同.目前催化裂化所使用(de)催化剂都是分子筛微球催化剂,根据不同产品要求可制造出各种型号(de)催化剂.但其使用性能要求是共同(de),即高活性和选择性,良好(de)水热稳定性,抗硫、氮、重金属(de)中毒；好(de)强度,易再生,流化性能好等.目前常见(de)有重油催化裂化催化剂、生产高辛烷值汽油催化剂、最大轻质油收率催化剂、增加液化气收率催化剂和催化裂解催化剂等.由于催化裂化原料(de)重质化,使重油催化剂发展十分迅速,目前国内全渣油型催化剂性能见表2—13.2．催化裂化助剂为了补充催化剂(de)其他性能,近年来发展了多种起辅助作用(de)助催化剂,这些助剂均以剂(de)方式,加到裂化催化剂中起到除催化裂化过程外(de)其他作用.如促进再生烟气中CO转化为C02,提高汽油辛烷值,钝化原料中重金属对催化剂活性毒性,降低烟气中(de)SOx(de)含量等各类助剂,它们绝大多数也是制造成与裂化催化剂一样(de)微球分别加入再生器内,但占总剂量很少,一般在1％—3％,所以每天添加量只有10-1000kS／d左右.CO助燃剂为SiO2—Al2O3细粉上载有活性金属铂制成.辛烷值助剂大多是含有15％-20％ZSM—5分子筛(de)Si—Al微球剂.而金属钝化剂为液态型含锑(de)化合物,将其注入原料油中,使其分解(de)金属锑沉积在催化剂上以钝化Ni(de)活性.（六）原料及产品性质1．催化裂化原材料各类催化裂化所使用(de)原材料不尽相同,现将一般所使用(de)原材料主要性质汇总,见表2—14.2．产品性质产品性质见表2-15。
重油催化裂化装置主要工艺流程说明
重油催化裂化装置主要工艺流程说明一. 反再系统1.反应部分混合蜡油和常(减)压渣油分别由罐区原料罐送入装置内的静态混合器(D-214)混合均匀后，进入原料缓冲罐(D-203/1)，然后用原料泵(P-201/1.2)抽出，经流量控制阀（8FIC-230）后与一中回流换热(E-212/1.2)，再与油浆(E-201/1.2)换热至170～220℃，与回炼油一起进入静态混合器（D-213）混合均匀。
在注入钝化剂后分三路(三路设有流量控制)与雾化蒸汽一起经六个进料喷嘴进入提升管，与从二再来的高温再生催化剂接触并立即汽化，裂化成轻质产品(液化气、汽油、柴油)并生成油浆、干气及焦炭。
新增焦化蜡油流程：焦化蜡油进装后先进焦化蜡油缓冲罐（D-203/2），然后经焦化蜡油泵（P-201/3.4）提压至1.3MPa 后分为两路：一路经焦化蜡油进提升管控制阀（8FIC242）进入提升管反应器的回炼油喷嘴或油浆喷嘴，剩余的焦化蜡油经另一路通过D-203/2的液位控制阀（8LIC216）与进装蜡油混合后进入原料油缓冲罐（D-203/1）。
新增常压热渣油流程：为实现装置间的热联合，降低装置能耗，由南常减压装置分出一路热常渣（约350℃），经8FIQC530直接进入D-213（原料油与回炼油混合器）前，与原料混合均匀后进入提升管原料喷嘴。
反应油气、水蒸汽、催化剂经提升管出口快分器分离出大部分催化剂，反应油气经过沉降器稀相沉降，再经沉降器(C-101)内四组单级旋风分离器分离出绝大部分催化剂，反应油气、蒸汽、连同微量的催化剂细粉经大油气管线至分馏塔人档下部。
分馏塔底油浆固体含量控制<6g/L。
旋分器分出的催化剂通过料腿返回到汽提段，料腿装有翼阀并浸没在汽提段床层中，保证具有正压密封，防止气体短路，汽提蒸汽经环形分布器进入汽提段的上中下三个部位使催化剂不仅处于流化状态，并汽提掉催化剂夹带的烃油气，汽提后的催化剂通过待生滑阀进入一再催化剂分布器。
催化裂化吸收稳定流程说明
催化裂化吸收稳定流程说明一、工艺流程叙述催化装置吸收稳定系统流程模拟流程图如图1 所示。
由分馏塔顶油气分离器来的富气经富气压缩机压缩到1.6MPa（绝）。
压缩富气与解吸塔顶解吸气混合经气压机出口冷却器冷至55℃，再与吸收塔底油混合，经气压机出口后冷器冷至40℃，进入平衡罐（D-301）分离出气相（富气）及液相（凝缩油）。
吸收塔（C-301）位于脱吸塔（C-302）上部，压力1.4MPa（绝）。
由平衡罐来的富气进入吸收塔的下部，自稳定塔返回的补充吸收剂和分馏塔来的粗汽油均进入吸收塔的顶部，与气体逆流接触。
吸收塔设有两个中段回流，用以取走吸收过程所释放的热量，避免塔内温度上升过高。
中段回流自第14 层及第21 层用泵P3 及P4 抽出，分别经水冷器（E-306，E-307）冷至40℃，返塔第15 层及第22 层上方，吸收塔底釜液饱和吸收油返回到上游与压缩富气混合。
吸收塔顶采出的贫气，进入再吸收塔（C-304）底部，与轻柴油吸收剂逆流接触，吸收贫气中的汽油组分。
塔顶压力为1.3～1.4MPa（绝），塔顶干气为装置的副产品。
塔底富吸收油返回分馏塔。
D-301 底凝缩油经泵P1 加压，与稳定汽油换热（E-304）至70℃进入解吸塔C-302 上部，塔顶压力1.6MPa（绝）。
解吸塔底重沸器E-301 由分馏塔一中回流供热。
解吸塔顶气返回至E-305 前与压缩富气混合。
C-302 塔底脱乙烷汽油经稳定塔进料泵与稳定汽油换热（E-302）至165℃入稳定塔（C-303）。
C-303 塔顶压力1.17MPa（绝），塔底重沸器E-303由分馏二中回流供热。
液化气组分由C-303 顶馏出，经水冷器（E-308）冷却至40℃，入回流罐（D-302）。
液化气经回流泵加压（P-304）后，一部分作为顶回流，另一部分出装置。
稳定塔釜液稳定汽油先与脱乙烷汽油换热（E-302）至161.4℃，再与凝缩油换热（E-304）至130℃，再经除盐水冷却器（E-309）冷至40℃，一部分出装置，一部分用泵P6 打入塔C-301 顶作补充吸收剂。
3-3催化裂化-吸收稳定岗
吸收塔压力。稳定塔顶排放不凝气，降低稳定塔温度，控制 稳定塔顶压力不超限。
稳定塔热源中断，稳定塔底温度低，汽油蒸汽压不合格， 停止粗汽油进吸收稳定系统。
四、吸收稳定塔主要控制方案
3、产品质量控制
（1）干气。干气中C3含量由吸收塔压力、补充稳定汽油流量 和进塔富气、粗汽油、稳定汽油温度及吸收塔中段循环油返 塔温度控制。日常操作可改变稳定汽油流量来调节干气中C3 含量。 （2）液化石油气。液化石油气中C2含量由解吸塔重沸器出口 温度控制，通过重沸器热源旁路阀开度大小控制出口温度。 液化石油气中C5含量由稳定塔回流量控制。 （3）稳定汽油。稳定汽油中C3、C4含量由稳定塔重沸器返塔 温度控制。
三、吸收稳定塔主要设备
3、再吸收塔 再吸收塔通常为单溢流浮阀塔盘，板数为14－30层。为避 免干气带油，有的装置在塔顶扩径降低流速减少夹带，有的 装置单独设一个干气分液罐。 4、稳定塔 稳定塔也称脱丁烷塔，包括精馏段和提馏段，塔底设有重 沸器，塔顶设有冷凝器，是典型的油品分馏塔。塔内有板数
三、吸收稳定塔主要设备
吸收稳定部分由富气压缩机、吸收塔、解吸塔、再吸收
塔稳定塔、及相应的冷换设备、容器、机泵等组成。
1、吸收塔 吸收塔板数30－36层，特点是液体负荷较大，气体负荷较 小，多采用双溢流塔盘，依装置规模大小设有1－3个中段油 抽出层。
2、解吸塔
解吸塔也称脱乙烷塔，塔底设有重沸器。解吸塔板数有40 层，特点是液体负荷较大，气体负荷较小，多采用双溢流塔 盘，没有中段抽出层。
二、吸收稳定的工艺流程
吸收稳定部分由富气压缩机、吸收塔、解吸塔、稳定塔、 再吸收塔及相应的冷换设备、容器、机泵等组成。
气压机将富气压缩到1.2－1.6Mpa压力；
催化裂化工艺过程
催化裂化工艺过程催化裂化工艺过程一般由三个部分组成，即反应一再生系统、分馏系统、吸收―稳定系统。
对处理量较大、反应压力较高（例如>0.2MPa）的装置，常常还有再生烟气的能量回收系统。
催化裂化工艺过程一般由三个部分组成，即反应一再生系统、分馏系统、吸收―稳定系统。
对处理量较大、反应压力较高（例如>0.2MPa）的装置，常常还有再生烟气的能量回收系统。
图1是一个高低并列式提升管催化裂化装置的工艺流程。
下面将其三个组成部分：反应―再生系统、分馏系统及吸收―稳定系统进行简要介绍。
催化裂化工艺过程 - 1．反应―再生系统新鲜原料油经换热后与回炼油浆混合，经加热炉加热至180-320℃后至催化裂化提升管反应器下部的喷嘴，原料油由蒸气雾化并喷人提升管内，在其中与来自再生器的高温催化剂（600-750℃）接触，随即汽化并进行反应。
油气在提升管内的停留时间很短，一般只有几秒钟。
反应产物经旋风分离器分离出夹带的催化剂后离开沉降器去分馏塔。
积有焦炭的催化剂（称待生催化剂）由沉降器落人下面的汽提段。
汽提段内装有多层人字形挡板并在底部通入过热水蒸气，待生催化剂上吸附的油气和颗粒之间的空间内的油气被水蒸气置换出而返回上部。
经汽提后的待生催化剂通过待生斜管进人再生器。
再生器的主要作用是烧去催化剂上因反应而生成的积炭，使催化剂的活性得以恢复。
再生用空气由卞风机供给，空气通过再生器下面的辅助燃烧室及分布管进人流化床层。
对于热平衡式装置，辅助燃烧室只是在开工升温时才使用，正常运转时并不烧燃料油。
再生后的催化剂（称再生催化剂）落人淹流管，经再生斜管送回反应器循环使用。
再生烟气经旋风分离器分离出夹带的催化剂后，经双动滑阀排人大气。
在加工生焦率高的原料时，例如加工含渣油的原料时，因焦炭产率高，再生器的热量过剩，必须在再生器中设取热设施以取走过剩的热量。
再生烟气的温度很高，不少催化裂化装置设有烟气能量回收系统，利用烟气的热能和压力能（当设能量回收系统时，再生器的操作压力应较高些）做功，驱动主风机以节约电能，甚至可对外输出剩余电力。
小催化裂化工艺流程文字版
小催化裂化工艺流程文字版工艺流程说明(1)分馏分馏塔(T201)共有28层塔盘,塔底部装有,层人字挡板.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催化剂并脱过热,使油气呈"饱和状态"进入分馏塔进行分馏,油气经过分馏后得到气体,粗汽油,轻柴油,回炼油,油浆.为提供足够的内部回流和使塔的负分馏塔分别设有四个循环回流. 荷分配均匀,分馏塔顶油气经分馏塔顶油气-除盐热水换热器换热后,再经H201及L201冷至40?进入R201进行气,液,水三相分离.分离出的粗汽油经B202可分成两路,一路作为吸收剂35?打入T301,另一路作为反应终止剂打入提升管反应器终止段入口.富气进入J301.分馏塔多余热量分别由顶循环回流,中段循环循环,二中段循环回流及油浆循环回流取走.用B203升压,经H202温度降至95?左顶循环回流自T201第24层塔盘抽出, 右后返回分馏塔第28层.中段循环油自T201第,层抽出,用B205升压,经H303,H301,H205,将温度降至200?左右返回T201十六层.轻柴油自分馏塔第十六层自流至T202,汽提后的轻柴油由B204抽出后,H203,H204,L202冷却至60?后,再分成两路:一路作为产品出装置去R206;另一路经L203使其温度降至35?送至T303作再吸收剂.封油部分略。
回炼油自T201第,层自流至R203,经B206升压后一路与与热原料混合进入F201热辐射室加热作为反应原料进入提升管反应器，另一路返回T201第2层塔盘。
二中段循环自T201底经B207升压后一路与原料混合后进入提升管反应器,另一路经过H206,H208,H207,L205,将温度降至270?返回塔内.(2)吸收稳定从R201来的富气进入J301进行压缩, 与解吸塔顶气及富气洗涤水汇合后由L301冷至40?后,进入R301进行气,液,水分离.经R301分离后的气体进入T301进行吸收,作为吸收介质的粗汽油分别自第20,25层进入T301,吸收过程放出的热量由两中段回流取走.其中一级中段回流自第16层塔盘上流入B302/1,升压后经L302/1冷至35?返回T301第15层塔盘;二级中段回流自第9层塔盘上抽出,由B302/2送至L302/2冷至35?返回T301第8层塔盘.经吸收后的贫气从T301顶至T303下端用轻柴油作吸收剂进一步吸收后,干气分为2路,一路至R204作为燃料气;另一路至产品精制脱硫,送出装置.塔底富吸收油经过H203后,返至T201第18层.凝缩油由B301从R301抽出后经H304进入T302第30层,由H304，H301提供热源,以解吸出凝缩油中C2及小于C2组分.H301采用热虹吸式,以T201中段循环油为热源;采用热虹吸式的H304以稳定汽油为热源.脱乙烷汽油由T302底B303抽出,经H302与稳定汽油换热后,送至T304进行多组分分馏,H303也采用热虹吸式并由分馏塔中段循环回流油提供热量.液化石油气从T304顶馏出,经L303冷至40?后进入R302.B304抽出后,一部分作稳定塔回流返回T304第36层,其余作为液化石油气产品送至产品精制脱硫,脱硫醇.稳定汽油自T304底先经H302,H304,L304分别与脱乙烷汽油,凝缩汽油,热水换热后冷却至40?,一部分由B305送至T301作吸收剂,另一部分作为产品至产品精制脱硫醇.吸收塔是实现吸收操作的设备。
重油催化裂化装置工艺流程简述
重油催化裂化装置工艺流程简述重油催化裂化装置：包括反应—再生部分、分馏部分、吸收稳定部分、主风机部分、气压机部分、余热回收部分。
1.1反应-再生部分自装置外来的常压渣油进入原料油缓冲罐（V1201），由原料油泵（P1201AB）升压后经循环油浆－原料油换热器（E1215AB）加热至280℃左右，与自分馏部分来的回炼油混合后进入提升管中部，分4路经原料油进料喷嘴进入提升管反应器（R1101A）下部，与通过预提升段整理成活塞流的高温催化剂进行接触完成原料的升温、汽化及反应，反应油气与待生催化剂在提升管出口经粗旋风分离器得到迅速分离后经升气管进入沉降器单级旋风分离器，在进一步除去携带的催化剂细粉后，反应油气离开沉降器，进入分馏塔。
待生催化剂经粗旋及沉降器单级旋风分离器料腿进入位于沉降器下部的汽提段，在此与蒸汽逆流接触以置换催化剂所携带的油气。
汽提后的催化剂沿待生立管下流，经待生塞阀并通过待生塞阀套筒进入再生器(R1102)的密相床，在700℃左右的再生温度、富氧(3%)及CO助燃剂的条件下进行逆流完全再生。
再生后的再生催化剂通过各自的再生立管及再生单动滑阀，进入两根提升管反应器底部，以蒸汽和干气作提升介质，完成催化剂加速、分散过程，然后与雾化原料接触。
来自蜡油再生斜管的再生催化剂与来自汽油待生循环管的汽油待生催化剂通过特殊设计的预提升段整理成活塞流。
轻重汽油分离塔顶回流油泵出口来的轻汽油，分两路进入汽油提升管反应器（R1104A）。
R1104A的反应油气在提升管出口经粗旋迅速分离，油气经单级旋风分离器进一步除去携带的催化剂细粉，最后离开汽油沉降器，进入分馏塔。
来自R1104粗旋以及汽油沉降器单级旋风分离器回收的催化剂进入汽油汽提段，在此与蒸汽逆流接触以汽提催化剂所携带的油气，汽提后的一部分催化剂经汽油待生斜管、汽油待生滑阀进入蜡油提升管反应器（R1101A）底部预提升段，与再生催化剂混合。
再生后的催化剂通过各自的再生立管及再生单动滑阀，进入提升管反应器（R1101A）和汽油提升管反应器（R1104A）底部。
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催化裂化吸收稳定流程说明
一、工艺流程叙述
催化装置吸收稳定系统流程模拟流程图如图1 所示。
由分馏塔顶油气分离器来的富气经富气压缩机压缩到 1.6MPa（绝）。
压缩富气与解吸塔顶解吸气混合经气压机出口冷却器冷至55℃，再与吸收塔底油混合，经气压机出口后冷器冷至40℃，进入平衡罐（D-301）分离出气相（富气）及液相（凝缩油）。
吸收塔（C-301）位于脱吸塔（C-302）上部，压力1.4MPa（绝）。
由平衡罐来的富气进入吸收塔的下部，自稳定塔返回的补充吸收剂和分馏塔来的粗汽油均进入吸收塔的顶部，与气体逆流接触。
吸收塔设有两个中段回流，用以取走吸收过程所释放的热量，避免塔内温度上升过高。
中段回流自第14 层及第21 层用泵P3 及P4 抽出，分别经水冷器（E-306，E-307）冷至40℃，返塔第15 层及第22 层上方，吸收塔底釜液饱和吸收油返回到上游与压缩富气混合。
吸收塔顶采出的贫气，进入再吸收塔（C-304）底部，与轻柴油吸收剂逆流接触，吸收贫气中的汽油组分。
塔顶压力为1.3～1.4MPa（绝），塔顶干气为装置的副产品。
塔底富吸收油返回分馏塔。
D-301 底凝缩油经泵P1 加压，与稳定汽油换热（E-304）至70℃进入解吸塔C-302 上部，塔顶压力1.6MPa（绝）。
解吸塔底重沸器E-301 由分馏塔一中回流供热。
解吸塔顶气返回至E-305 前与压缩富气混合。
C-302 塔底脱乙烷汽油经稳定塔进料泵与稳定汽油换热（E-302）至165℃入稳定塔（C-303）。
C-303 塔顶压力1.17MPa（绝），塔底重沸器E-303由分馏二中回流供热。
液化气组分由C-303 顶馏出，经水冷器（E-308）冷却至40℃，入回流罐（D-302）。
液化气经回流泵加压（P-304）后，一部分作为顶回流，另一部分出装置。
稳定塔釜液稳定汽油先与脱乙烷汽油换热（E-302）至161.4℃，再与凝缩油换热（E-304）至130℃，再经除盐水冷却器（E-309）冷至40℃，一部分出装置，一部分用泵P6 打入塔C-301 顶作补充吸收剂。
二、流程计算初始数据
1、初始数据要求
（1）装置工艺流程图
（2）进料数据
吸收稳定系统的进料有压缩富气，粗汽油和贫吸收油三股。
对于压缩富气要求压力、温度、流量和组成数据；对于粗汽油和贫吸收油要求有该油品的恩氏蒸馏数据或实沸点蒸馏数据及密度、压力、温度和流量数据。
（3）塔工艺数据
要求提供吸收塔、解吸塔、再吸收塔和稳定塔的塔板数，进料位置、回流比，操作压力等数据。
吸收塔存在中段回流，需提供中段回流的采出位置，返回位置，采出量，返回温度等数据。
需提供各塔的分离要求作为塔计算的依据。
如解吸塔可提供塔釜C2 组分的浓度要求，稳定塔可提供液化气中C2 的浓度要求，釜液的C4 浓度或雷氏蒸气压要求等。
如需进行塔水力学核算，还需提供塔的结构参数，如塔径，塔板类型，板间距，浮伐数（或泡罩数、或筛孔数等），降液管尺寸和类型等参数；如是填料塔，需提供填料参数。