催化工艺流程概述.docx

工艺流程概述
4.1工艺原理
催化裂化工艺是指原料油〔常压渣油〕，在高温催化剂的作用下发生催化裂化反响生成裂解油气，并通过精馏、吸收、解吸等手段将裂解油气别离为干气、液化气、稳定汽油、柴油、回炼油、油浆的过程。
反响系统
预提升段：使催化剂在提升管中下部能够形成“柱塞流，具有较好的速度与密度，以利于与原料的充分接触。
进料喷嘴：在适宜的原料油预热温度下，通过原料雾化蒸气的作用，将原料油雾化成小液滴，以便与催化剂充分接触。
提升管反响器：是原料油与高温催化剂接触进展催化裂化的场所。提升官反响器的构造特点使其可以比较好的控制反响时间，防止返混、减少二次反响。
粗旋快分和油气快速导出技术是提升管出处油气一催化剂别离装置，用以减少油气、催化剂的接触时间，防止二次反响，减少过度裂化和热裂化。
汽提段：经粗旋别离后的催化剂下落至汽提段处，与汽提蒸汽逆向接触，置换出催化剂颗粒间和催化剂本身所携带的油气，从而到达提高轻质油收率，降低干气、焦炭产率的目的。
再生器的主要作用是烧去待生催化剂外表的积炭，恢复催化剂的活性，并提供原料发生裂解反响所需的热量。本装置再生器采用快速 喘流床串联的方式，催化剂采用两段再生。

辅助燃烧室：以瓦斯气〔柴油〕为燃料，主风分一、二次风进入。一次风进入燃烧室提供燃烧需要的氧，二次风通过夹套冷却炉膛，一、二次风混合后，控制炉膛出温度，辅助燃烧室只在开工时供再生器升温用，正常生产时只作为主风的通道。
主风分布管：主要是使主风能够沿整个床层截面均匀分布，从而创造一个良好的流化条件和烧焦条件。
大孔分布板：用以分隔烧焦罐与二段再生器，是一再催化剂上升至二段再生器的通道，同时为二段再生器，提供均匀分布的再生气，为二段再生强化烧焦提供保证。
旋风别离器：催化剂自二密相进入稀相时，携带有局部催化剂，含有催化剂的烟气以切线反向进入旋风别离器，在升气管与壳体之间形成旋转的外涡流，由上而下直到锥体底部，悬浮在烟气流中催化剂在离心力的作用下，一面被甩向器壁，一面随烟气流旋转向下，最后落入到灰斗，经料腿返回再生器密相。净化后烟气形成上升的内涡流，通过升气管排出。
外取热器：催化剂自二密相床层引出，经斜管进入外取热器顶部，在流化风的作用下经过外取热壳程，与管程的除氧水进展换热后返回烧焦罐底部，到达取出再生系统过剩热量的目的，是调节一密相温度与二密相温度的主要手段。
外循环管：催化剂自二密相床层引出，经外循环管下流进入烧焦罐底部。外循环管是调节烧焦罐与二段再生器藏量、烧焦罐温度的主要手段。
余热锅炉：再生器烟气出〔 680 C左右〕进入余热锅炉壳程，先后与过热段、蒸发段、省煤器预热段中的介质换热，被冷却至180C以下后，进入烟囱放空。余热锅炉的使用可以充分利用烟气热能，从而降低装置能耗。

分馏系统
利用精馏原理，在提供回流的条件下，使分馏塔内部汽液两相在塔盘上屡次进展逆向接触，进展相间传质传热，通过屡次局部汽化、屡次局部冷凝的过程，轻组份向塔顶聚集，重组分向塔底聚集，混合物中各组份能够有效别离。
柴油汽提塔：在汽提塔中，汽提蒸汽由下部进入，与柴油逆向接触，汽提出柴油中的轻组份，以控制柴油的闪点。
油浆过滤器：油浆通过油浆过滤器内的滤芯过虑出所携带的催化剂后，通过油浆冷却水箱冷却送至罐区作为燃烧油。用回炼油冲洗滤芯，反冲洗油送至反响进料喷嘴和事故旁通线。设两个过滤器罐间歇操作。
稳定系统
是利用吸收、解吸、精馏的方法将压缩富气、粗汽油别离成质量合格的干气、液态烃、稳定汽油。
汽油脱硫醇局部：
.1脱硫原理：
利用碱液与油品中的酸性物质起中和反响，从而到达脱硫化氢的目的，反响方程式如下：
H2S + NaOH = NaHS + H 2O
NaHS + H 2S = Na2S + H2O
当使用碱液浓度不大时，主要生成酸式盐硫氢化钠，当碱液浓度过量时，生成硫化钠正盐。
.2脱硫醇原理：
在催化剂碱性介质的作用下，油品中的硫醇被氧化生成二氧化硫，并溶于汽油
中,从而到达除去汽油中硫醇之目的。
化学反响方程式：
2RSH + 1/2O 2 = RSSR + H2O
干气、液化石油气脱硫局部：
催化裂化装置生产的液化石油气和干气中含有硫化氢、二氧化硫等有害杂质影响产品的使用，因此，在使用前必须进展脱硫。脱硫化氢常用的方法是用烷基醇胺吸收吸收法，即以弱的有机碱胺液)为吸收剂，分别在液化石油气脱硫塔和干气脱硫塔内进展逆流接触。液化石油气和干气中的硫化氢被胺液吸收，气体得到净化。胺液吸收硫化氢是一个可逆的过程。吸收了硫化氢的富胺液在低压下经过加热则分解，又释放出硫化氢，利用这种可逆的化学反响，使富胺液经过溶剂再生塔得到再生而成为贫液，同时产生含硫化氢的酸性气。贫胺液作为吸收剂循环使用，酸性气至下游装置处理。
胺与硫化氢、二氧化碳的化学反响式如下：
(1X胺与硫化氢反响：
2RNH 2 + H2 S = ( RNH3 )S
(RNH3 )S + H2 S = 2 RNH3 HS
(2)、胺与二氧化碳反响：
2RNH 2 + CO2 + H2O = ( RNH3 )CO 3
(RNH3 )CO 3 + CO 2 + H2O = 2RNH 3 HCO 3
2 RNH 2 + CO2 = RNHCOONH 3R
注：R表示—CH 2CH 2OH基团
装置内设置有闪蒸罐，含有硫化氢、二氧化碳的富胺液从吸收塔底出来后在
低压下进展闪蒸，脱除胺液中溶解的烃类。胺液中少量烃类的存在不仅影响再生塔操作，同时也影响到下游装置的生产。
液化石油气脱硫醇局部：
液化石油气脱硫醇采用了催化剂碱液抽提出液化石油气中的硫醇，并使之氧化再生后，二硫化物别离排出装置，催化剂碱液循环使用。
化学反响式如下：
(1)抽提化学反响方程式：
RSH (LPG ) + NaOH (a) = RSNa(a) +2Ot(a)
(2再生化学反响方程式：
4RSNa(a) + 2 §。+ O2 = 2RSSR(油相)+ 4NaOH
注：LPG指液态烃相；a指碱水无机相
酸性水汽提局部：
酸性水汽提脱硫脱氨工艺是基于挥发性弱电解质水溶液在不同条件下的汽――液平衡，它涉及一个复杂的多元体系的化学电离和相变过程。
酸性水中的硫和氨在较低温度时〔＜80 °C〕，通常以硫铵盐［〔NH 4〕2S,NH 4HS］及碳酸盐［〔NH4〕2CO3, NH 4HCO 3］的形式存在。当温度超过110C后，硫铵盐及碳酸盐电离水解，生成游离态的H2 S、NH 3和CO2，化学反响方程式为：
NH 4+ +HS-iioc
〔Nh + H S〕*
i5oc〔NH
3
+ H2 S〕气
3
2液
2NH + +S2-i4oc
(2NH +
3
H2 S)液 i5oc〔2NH 3 +
H2 S〕气

NH 4+ +HCO 3- iiOc
〔NH 3+CO
+H^
22
i5oC〔NH液
3+CO 2+H
O2
〕
气
2NH 4++CO 广 iiOc
〔2NH 3+CO
+w〕
22
%〔2NH
液
3+CO 2+H
O2
〕
气
NH + +NH COO - * iioc (CO +2而)*i5oc(CO +2NH )
4223液23气

液相中游离态的H2 S, CO 2和阳3有一局部会进入气相,在一定的压力和温度下汽液两相中的七S、CO 2和NH3到达平衡，此时液体上方的总蒸汽压等于各组分的蒸汽分压之和，即：
P=P 1+P 2+ +P n
而溶液上方汽相中任一组分的分压等于此纯组分在该温度下的蒸汽压乘以它在溶液中的摩尔分数拉乌尔定律）：
Pi=Po 二
式中：Pi任一组分的平衡分压
Po纯组分i的饱和蒸汽压
*溶液中组分i的摩尔数
汽提法脱除酸性水中的七S、CO 2和NH3，是利用加热酸性水，是水中的盐类电离解吸生成游离态的H2 S、CO 2和NH 3，根据H2 S、CO 2和NH 3在水中的溶解度的差异，在汽提塔内采用酸性水与蒸汽逆流的方式连续进展蒸馏---解吸，H2 S、CO 2升至塔顶被抽出，NH 3聚集在汽提塔中部，从中部抽出，在经过三级分凝工艺，从混合气中别离出高纯度的氨。塔底出水即为脱出了硫和氨的净化水。催化柴油溶剂精制局部：
DR精制技术包括催化柴油生成氧化沉渣的机理和DR精制技术的原理两局部.
催化柴油生成氧化沉渣的主要机理为：
[1环烷酸与碱氮反响生成沉渣；
[2酚类与氧反响缩聚生成沉渣；
[3二烯与氧反响缩聚生成沉渣;

[4酚类与氧、二烯与氧反响生成酸性物质，酸性物质与氧反响生成沉渣；
[5芳烃+杂环氮+苯硫醇生成沉渣；
[6]中性氮、苯硫醇均是加速酯化反响的物质。
DR精制技术的主要原理
[1]DR精制剂与催化柴油不安定组分进展充分反响，生成反响产物；
[2反响后的催化柴油迅速完全地与反响产物别离。
4.2工艺流程说明
反响再生局部
常压渣油从装置外进入原料油缓冲罐，由原料油泵(P203201/1.2抽出后经原料油-轻柴油换热器(E203205AB换热至152C,再经循环油浆-原料油换热器(E203210)加热至2C,与自分馏局部来的回炼油混合后分四路经原料油雾化喷嘴进入提升管反响器下部,与690 C高温催化剂接触完成原料的升温、气化及反响，515C反响油气与待生催化剂在提升管出经粗旋别离后，经升气管进入沉降器两组单级旋风别离器，在进一步除去携带的催化剂细粉后，反响油气离开沉降器进入分馏塔〔C203201〕。
积炭的待生催化剂进入汽提段，在此与蒸汽逆流接触汽提出催化剂所携带的油气，汽提后的催化剂沿待生斜管下流，经待生滑阀进入再生器〔R203102〕的烧焦罐下部，与自二密相来的再生催化剂混合开场烧焦，在催化剂沿烧焦罐向上流动的过程中，烧去大局部焦炭，含碳较低的催化剂在烧焦罐顶部经大孔分布板进入二密相，在7 C条件下最终完成焦炭及一氧化碳的燃烧过程。再生催化剂经再生斜管及再生滑阀进入提升管反响器底部，在干气〔或蒸汽〕的提升下，完
成催化剂加速、分散过程，然后与雾化原料接触。
再生器烧焦所需的主风由主风机提供，主风自大气进入主风机〔B203101〕，升压后经主风管道、辅助燃烧室及主风分布管进入再生器。
再生产生的烟气经三组两级旋风别离器别离出催化剂直接进入余热锅炉回收烟气热能，之后经烟囱排入大气。
开工用的催化剂由冷催化剂罐〔D203101〕或热催化剂罐〔D203102〕用非净化压缩空气输送至再生器，正常补充催化剂可由催化剂小型自动加料器输送至再生器。一氧化碳助燃剂由助燃剂加料斗〔D203110〕、助燃剂罐〔D203109〕用非净化压缩空气经小型加料管线输送至再生器。
为保持催化剂活性，需从再生器内部定期卸出局部催化剂，用非净化压缩空气送至废催化剂罐〔D203103〕，然后由槽车运送至适宜的地方处理。
分馏局部
由沉降器来的反响油气进入分馏塔底部，通过环型挡板与循环油浆逆流接触，洗涤反响油气中携带的催化剂并脱除过热，使油气呈“饱和状态 进入分馏塔进展分馏。
分馏塔顶油气经分馏塔顶油气-热水换热器〔E203201/1.2〕、分馏塔顶油气干式空冷器〔A203201/1.2〕换热后，再经分馏塔顶油气冷凝冷却器〔E203202/1.2〕冷却至40。。，进入分馏塔顶油气别离器〔D203203〕进展气、液、水三相别离。别离出的粗汽油经粗汽油泵〔P203202/1.2〕分为两路，一路作为吸收剂进料进入吸收塔〔C203301〕，另一路在需要时作为反响终止剂打入提升管反响器终止段入。富气进入气压机〔K203301〕。含硫的酸性水经用酸性水泵〔P203208/1.2〕抽出，一局部作为富气洗涤水送至气压机出管线，另一局部送至酸性水汽提塔。

轻柴油自分馏塔十二、十四层自流至轻柴油汽提塔〔C203202〕，汽提后的轻柴油由轻柴油泵〔P203204/1.2〕抽出后，经原料油-轻柴油换热器〔E203205〕、轻柴油-富吸收油换热器〔E203206〕换热、再经轻柴油空冷器〔A203203〕冷却至70-80 C后，再分成两路：一路进溶剂精制装置进展精制；另一路经贫吸收油冷却器〔E2208〕使其温度降至40C，送至再吸收塔〔C203303〕作再吸收剂。
分馏塔多余热量分别由顶循环回流、中段循环回流及油浆循环回流取走。
顶循环回流自分馏塔第四层塔盘抽出，用顶循环油泵〔P203203/1.2〕升压，经顶循环油-热水换热器〔E203203/1.2〕、顶循环油空冷器〔A203202/1.2〕温度降至80°C后返回分馏塔第一层。
一中段回流油自分馏塔第十七层抽出，用中段循环油泵〔P203205/1.2〕升压，经循环油浆-分馏一中换热器〔E203209〕升温后，再经稳定塔底重沸器〔E20331 0〕、解吸塔底重沸器〔E203309〕、分馏一中热水换热器〔E203204〕换热，将温度降至190C返回分馏塔第十四层。
回炼油自分馏塔第二十七层自流至回炼油罐〔D203202〕，经回炼油泵〔P2 03206/ 1.〕2升压后，一路与原料油混合后进入提升管反响器，一路返回分馏塔第二十八层，另一路至油浆过滤器作为反冲洗油再送至提升管反响器或进入事故旁通线。
油浆自分馏塔底由循环油浆泵〔P203207/1.2〕抽出后经循环油浆-分馏一中换热器、循环油浆-原料油换热器〔E203210〕换热、再经循环油浆蒸汽发生器〔E203211AB〕发生3.5Mpa饱和蒸汽后，温度降至280C, 一路返回分馏塔脱过热段上、下；另一路经过油浆过滤器滤去催化剂后进入产品油浆冷却水箱〔E203212〕冷却至90C，作为产品油浆出装置送至燃料油罐。必要时，回炼油
浆可自泵出直接与原料油混合送至提升管反响器回炼。为防止油浆系统设备及管道构造，设置油浆阻垢剂加注系统。桶装阻垢剂先经阻垢剂吸入泵打进化学药剂罐，然后由阻垢剂注入泵注入循环油浆泵〔P203207/1.2〕出管线。
吸收稳定局部
从分馏塔顶油气别离器〔D203203〕来的富气进入气压缩机一段进展压缩，然后由气压机中间冷却器冷至40C,进入气压机中间别离器进展气液别离。别离出的富气再进入气压机二段。二段出压力〔绝〕为1.6MPa。气压机二段出富气与解吸塔顶气及富气洗涤水集合后，先经压缩富气干式空冷器〔A203301〕冷凝后与吸收塔底油混合后进入冷凝冷却器〔E203202/1.2〕冷却至40C，进入气压机出油气别离器〔D203302〕进展气、液、水别离。别离后的气体进入吸收塔〔C203301〕底部进展吸收。作为吸收介质的粗汽油及稳定汽油分别自第四层及第一层进入吸收塔，吸收过程放出的热量由两个中段回流取走。其中一中段回流自第六层塔盘流入吸收塔一中回流泵〔P203303/1.2〕，升压后经一中段油冷却器〔E203302〕冷却至40°C返回吸收塔第七层塔盘，二中段回流自第二十三层塔盘抽出，由吸收塔二中回流泵〔P203304/1.2〕打至吸收塔二中段油冷却器〔E203303〕冷却至40C返回吸收塔第二十四层塔盘。
经吸收后的贫气至再吸收塔〔C203303〕，用轻柴油作吸收剂进一步吸收后，干气分为两路，一路至提升管反响器作予提升干气，一路至产品精制脱硫，作为工厂燃料气。
气压机出油气别离器〔D203302〕出来的凝缩油由解吸塔进料泵〔P203301/1.2〕抽出后分两路，一路直接进入解吸塔〔C203302〕第一层，另一路经由解吸塔进料换热器〔E203306〕换热后进入解吸塔的九层塔盘。解吸塔
底重沸器〔E203308〕由分馏一中提供热源，以解吸出凝缩油中＜0 2组分。脱乙烷汽油由塔底流出，经稳定塔进料换热器〔E203304〕与稳定汽油换热后，送至稳定塔〔C203304〕进展多组分分馏，稳定塔底重沸器采用热虹吸式并由分馏一中段循环回流提供热量，液化石油气从稳定塔顶馏出，经稳定塔顶油气干式空冷器〔A203302/1-4〕、稳定塔顶冷凝冷却器〔E203310/1.2〕冷至40°C后进入塔顶回流油罐〔D203303〕。经稳定塔顶回流泵〔P203306/1.2〕抽出后，一局部作为稳定塔回流，其余作为液化石油气产品送至产品精制脱硫、脱硫醇。稳定汽油自稳定塔底先经稳定塔进料换热器〔E203304〕、稳定汽油-热水换热器CE203305〕、解吸塔进料换热器〔E203306〕分别与脱乙烷汽油、热水、凝缩油换热后，再经稳定汽油冷却器〔E203307〕冷却至40C, 一局部由稳定汽油泵〔P203307/1.2〕送至吸收塔作补充吸收剂，另一局部作为产品送至产品精制脱硫醇。
产汽、余热锅炉、余热回收局部
自装置外来的除氧水〔104C、5.0MPa〕进余热锅炉〔B203501〕省煤器进展预热，出水温度为180C。出除氧水分为两路：一路4.8t/h进入余热锅炉汽包产4. 22MPa饱和蒸汽4.7t/h另一路15.8t/l进入外取热器的中压汽包(D203401)和油浆蒸汽发生器的中压汽包(D203402),分别产中压饱和蒸汽9.7t/h和6.0t/h所有中压饱和蒸汽20.4t/h均在余热锅炉过热器内过热至450 C，然后送入主风机背压透平做功，主风机背压透平需33t/h中压过热蒸汽，因此还需装置外提供12.7t/h主风机背压透平所产40t/h低压过热蒸汽进入低压蒸汽管网，除一局部装置自用外，其他送出装置。考虑到装置开工或主风机背压透平事故状态时蒸汽的平衡，设蒸汽减温减压器一台。
再生烟气42553m 3n/h(650C、0.8MPa)进入余热锅炉，依次经过余锅过热
段、蒸发段、省煤器，温度降至180°C后排入烟囱。
系统所需的磷酸三钠在加药装置〔D203405〕的溶解罐内参加除氧水溶解稀释后，经加药泵送至各中压汽水别离器和余热锅炉汽包。
中压汽水别离器和余热锅炉汽包的排污均排至共用的定期排污冷却器〔D2 0 34 0 3〕中。
自催化裂化装置来的.65MPa、115C、60t/h热媒水送至气体分馏装置和化学药剂站换热，出来的热水温度为70C,为确保供给催化装置的热媒水温度〔70C〕，设两台循环水冷却器〔E203411/1.2〕来冷却热媒水，同时为保证装置停工时的用热，设置汽水换热器〔E203412 :,通入1.0MPa、250 C低压蒸汽加热热媒水。
汽油脱硫醇局部：
稳定汽油自催化裂化来,经汽油---碱液混合器〔MI2501 :,与浓度为10%的碱液混合以脱除其中的硫化氢,混合后的汽油与碱液进入汽油预碱洗沉降罐(D203501)沉降别离，别离出的碱液循环使用。产生的碱渣连续自压至碱渣罐〔D203505〕，再用泵连续送至装置外统一处理。
脱除了硫化氢后的汽油经汽油---空气混合器〔MI2502 :,与空气、活化剂〔按汽油量的10---20ppm 有效浓度参加〕混合后，进入固定床反响器〔R2 0 3 5 0 1 / 1L2反响器内装有预制催化剂，在催化剂的作用下，硫醇被氧化成二硫化物并溶于汽油中，在活化剂的作用下，有利于将高分子硫醇氧化为二硫化物，从而确保汽油产品合格。
汽油所夹带的尾气和碱液在汽油沉降罐〔D203502〕中沉降别离，汽油经汽油成品泵〔P203501/1.2〕送入汽油砂滤塔〔C203501〕中，进一步别离碱雾、
水分等杂质后，参加防胶剂、金属钝化剂，即为成品送至罐区。
自汽油沉降罐〔D203502〕顶局部离出的尾气，与液化石油气脱硫醇局部来的尾气合并送至酸性水汽提局部，经尾气分液罐〔D203817〕分液后，送至燃烧炉〔F203801〕，燃烧后经催化烟囱〔ST203401〕高空排放。
本局部还设有碱液、催化剂碱液、防胶剂配制系统。
干气、液化石油气脱硫局部：
未精制的液化石油气自催化裂化装置和常压装置，进入液化石油气缓冲罐〔D203601〕，由液化石油气进料泵(P203601/1.2加压后送入液化石油气脱硫抽提塔(C203601)，在塔内用浓度为30%的甲基二乙醇胺溶液进展液液抽提，以脱除其中的硫化氢，脱硫后的液化石油气由塔顶经液化石油气胺液回收器〔D2 0 3 6 0 2〕回收胺液后，自压送至液化石油气脱硫醇局部。
自催化裂化装置和催化重整装置来的干气合并后，经干气冷却器〔E203601〕冷却后进入干气分液罐〔D203603〕进展分液，除去干气中含有的重烃等组分。分液后的干气进入干气脱硫塔〔C203602 :,在塔内与浓度为30%的甲基二乙醇胺溶液逆向接触，干气中的硫化氢和局部二氧化碳被溶剂吸收，脱硫后的净化干气由塔顶经干气胺液回收器〔D203604〕回收胺液后，送至燃料气管网。
液化石油气脱硫抽提塔(C203601)塔底的富液和干气脱硫塔〔C203602〕塔底的富液合并，经富液过滤器〔SR203601〕过滤后经贫富液换热器(E203601A-D)与贫液换热至98 °C，再经富液闪蒸罐(D203605)，闪蒸出大局部溶解烃后，进入再生塔(D203603)，塔底由重沸器(£203605)供热，塔顶气体经冷凝分液后，酸性气送至酸性水汽提局部，冷凝液经再生塔顶回流泵〔P2607〕返塔作为回流。塔
底贫液经换热、冷却至40C后，经溶剂缓冲罐〔D203607〕，由泵送至液化石油气脱硫抽提塔(C203601)、干气脱硫塔〔C203602〕循环使用。
为了减少溶剂损失，设计中采用以下措施：
① 再生塔底重沸器热源由1.0MPa(250°C)蒸汽减温减压至0.3 MPa(143°C)的饱和蒸汽提供，以防止由于重沸器管束壁温过高，造成溶剂的热降解；
② 溶剂缓冲罐设有氮气保护系统，以防止溶剂氧化变质；
③ 溶剂循环泵(P203602/1.2出设置在线胺液过滤装置〔SR203602〕，使占总量约20%的溶剂过滤后返回泵入，以除去溶剂中的降解物质，防止溶剂发泡。
该局部还设有溶剂配制和阻泡剂参加设施。
液化石油气脱硫醇局部：
液化石油气自液化石油气脱硫局部来，经液化石油气---碱液混合器(M203701 )与10%碱液混合后，进入液化石油气预碱洗沉降罐(D203701)沉降别离，别离后碱液循环使用，新鲜碱液由催化剂碱液循环泵(P203701/1. 2连续补充，碱渣连续自压至碱渣罐(D2 035 05)液化石油气至液化石油气脱硫醇抽提塔〔C2 037 01〕，用溶解有磺化酞箐钻催化剂的碱液进展液 液抽提，脱硫醇后的液化石油气进入液化石油气水洗碱混合器〔M203702〕用除盐水水洗，再经水洗碱沉降罐(D203702)沉降别离，别离后的水循环使用，除盐水由液化石油气水洗泵CP203702〕连续补充，水洗后的液化石油气送入液化石油气砂滤塔(C203702)进一步别离微量碱雾、水分等杂质后，经由液化石油气脱硫吸附塔〔C203704 :脱除残存的硫化氢、硫醇及其它硫组分后即为成品送至罐区或气体分馏装置。
液化石油气脱硫醇抽提塔〔C203701〕底出来的催化剂碱液经碱液加热器用
热水或自酸性水汽提局部来的净化水加热至60C，进入氧化塔〔C203703〕，用非净化空气再生。氧化再生后的催化剂碱液经二硫化物别离罐〔D203703〕别离出二硫化物，再经碱液冷却器〔E2 037 02/ 1.〕2冷却后经催化剂碱液循环泵〔P2 037 01 / 1.〕2加压送至液化石油气脱硫醇抽提塔〔C203701〕循环使用，硫醇氧化所生成的二硫化物自压至二硫化物罐〔D203704〕，再用氮气连续压入碱渣罐〔D203505〕，别离出的尾气与汽油脱硫醇局部产生的尾气一同送至酸性水汽提局部，经尾气分液罐〔D203817〕分液后，送至燃烧炉〔F203801〕，燃烧后经催化烟囱〔ST203401〕高空排放。
酸性水汽提局部：
自催化裂化、常压装置、催化重整装置来的混合酸性水，进入原料水脱气罐〔D203801〕，脱出的轻油气送至火炬系统。脱气后的酸性水进入原料水除油器除油〔D203802〕，除油后的酸性水进入原料水罐〔D203803〕进一步沉降脱油，自原料水罐〔D203803〕和原料水除油器脱出的轻污油自流至地下污油罐〔D203809〕，经污油泵〔P203802 :连续送至催化轻污油罐〔D203304〕。除油后的酸性水经原料水泵〔P203801/1.2〕加压后分为两路：其中一路进入主汽提塔〔C203801〕顶〔必要时可经冷进料冷却器〔E203801〕冷却〕，另一路经原料水一-净化水一级换热器〔E203803〕、一级冷凝冷却器〔E203804〕和原料水一-净化水二级换热器〔E203802/1-6〕，分别与净化水、侧线气换热至150°C后，进入主汽提塔〔C203801〕的第一层塔盘。塔底用1.0MPa蒸汽间接加热汽提，以保证塔底温度160C。侧线气由主汽提塔〔C203801〕第十八层塔盘抽出，经三级冷凝冷却〔第一级为与原料水换热冷却、第二级为循环水冷却、第一级为循环水冷却〕和三级分凝后，得到浓度高于98%〔V〕的粗氨气，经氨气分液罐

〔D203811〕分液后进入燃烧炉〔F203801〕燃烧，炉膛温度为14 C，在高温条件下，其中的氨被分解为氮气，采用二次风调节烟气出炉温度在3--350 C,与催化裂化局部的烟气一并经烟囱〔ST2401〕高空排放，燃烧炉燃烧所需空气由燃烧炉鼓风机〔K203801/1.2〕供给。一、二级分凝液经一、二级分凝液冷却器〔E203808〕冷却后，与三级分凝液合并进入原料水罐〔V203803〕。汽提塔底净化水与原料水换热后，再送至净化水冷却器〔E203804/1.2〕冷却至40C，然后进入净化水罐〔D203812〕，净化水一局部经过净化水加压泵〔P203803/1.2〕加压后送至常压装置回用，多余局部排至含油污水管网。汽提塔顶酸性气经硫化氢气液别离罐〔D203808〕别离后与干气及液化石油气脱硫局部产生的酸性气合并送至燃烧炉〔F203801〕燃烧，燃烧后烟气经催化烟囱〔ST2401〕高空排放。
开工初期，净化水可通过开工循环线返回值原料水罐〔D203803〕，实现内部循环，直至净化水合格为止。
柴油精制局部：
自催化分馏来的催化柴油首先进入过滤器，〔SR-203901/1.2〕，过滤掉机械杂质，以保证后续设备的使用寿命，然后进入脱水器〔C203903 :,脱除催化柴油所夹带的少量酸性水，脱出的酸性水送催化污水处理，脱水后的柴油去分配器〔M203901/1.2〕。
脱水器〔C203903〕柴油出线上设有在线色度分析仪〔AI2901〕，监测柴油原料的质量。当柴油原料色度大于3.0时，立即发出报警，此时应将柴油甩出DR装置，以免损害后续设备。
D203902罐内的DR精制剂经DR精制剂注入泵〔P203902/1.2〕加至分配器M203901/1.2，并与柴油一起进入混合器〔M203902/1.2 :,到达充分接触、混合
的目的。DR精制剂与催化柴油接触后即发生反响。
未保证柴油质量，充分反响后的柴油和反响生成物〔以下简称废剂〕需要彻底别离。首先两者的混合物进入DR多功能沉降罐〔D203903〕进展初步别离。D203903内设有滤芯，用于拦截可能由催化裂化装置带来的“黑油，保证后续的DR聚结别离器I〔C203901〕和。日聚结别离器IICC203902〕，同时别离出大液滴的废剂。
携带微小液滴的精制柴油经过DR聚结别离器I C203901进入。日聚结别离器IIC203902，实现精制柴油与废剂彻底别离。最终合格的催化柴油送往柴油冷却器〔E203208〕冷却至60C后送往成品油储罐。
DR多功能沉降罐D203903、DR聚结别离器I C203901和DR聚结别离器IC203902均会别离出废剂，经界位控制和手动将其排至废剂罐〔D203904〕。
装置所用的DR精制剂需现场调和，首先将一定量的调合组分〔工业液碱〕放入。日精制剂调合罐〔D203901 :,然后再用加碱泵〔P203907〕将DR主剂桶内的DR主剂价值D203901 ,用DR精制剂泵〔P203901〕打强制循环。经分析合格后的DR精制剂由DR精制剂泵P203901送往DR精制剂罐D203902备用。