炼油装置工艺流程说明.docx

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炼油装置工艺流程说明

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

一、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。

二、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。

三、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，