45万吨年丙烷脱氢制丙烯PDH装置工艺操作规程UOPC3Oleflex工艺.docx

1、45万吨年丙烷脱氢制丙烯PDH装置工艺操作规程UOPC3Oleflex工艺45 万吨 /年丙烷脱氢制丙烯（ PDH ）装置工艺技术规程UOP C3 Oleflex 工艺）2018 年 11 月 13 日1预处理工段 1.2丙烷脱氢反应工段 1.3催化剂再生工段 4.4冷箱分离工段 8.5SHP 工段 9 6精馏工段 9 7PSA 工段 1.0.8全厂系统（蒸汽凝液系统） 1.29丙烷低温储罐及其辅助系统 1.210中间罐区 1.3.11火炬 1.4.12空压站及氮气辅助系统 1.713本项目涉及的主要化学反应 1.91预处理工段来自新鲜丙烷进料加热器（21E0601）的新鲜丙烷原料先进入进料保

2、护床 （ 2 1 D0 1 0 1 - 1 /2 ），在此用树脂吸附剂除去氮化物和有机金属化合物。 这两台保护 床可以通过调整进出料管道来改变两台保护床的前后。 接着丙烷原料流过汞脱除 器（21D0102除汞，然后进入进料干燥器（21D0103-1/2）以脱除原料中的水 分（ 原料中如果含水将在分离系统结冰，就可能堵塞系统。这两台干燥器一般在 系统开车时用来干燥进料， 正常运行时可不用。 进料干燥器装填分子筛以从丙烷 中脱除水分。进料干燥器设计为每周再生一次， 再生用干燥的丙烷气来完成， 丙烷在进料 干燥再生蒸发器（21E0120）中用蒸汽先加热到60C,然后用原料干燥再生过热器 （21E01

3、22加热到232E左右，以与丙烷进料相反的方向进入进料干燥器去再 生干燥床层，然后进入进料干燥再生冷凝器 （21E0102） ，被冷凝后送到进料干燥 再生收集器（ 21D0104 ，在此水与再生丙烷分离，丙烷用进料干燥再生泵（ 21P0101 输送到在线操作的干燥器入口，废水送至反应工段与含硫废液混合 后一并送至含硫 /盐污水处理装置处理。2丙烷脱氢反应工段（ 1 原料预热及反应自冷箱分离工段回收冷量后的原料丙烷送至热联合进料换热器 （21E0201-1/2/3/4 内与出反应器的粗产品气进行换热进一步提高进料温度同 时降低粗产品的温度。 预热后的原料气中注入少量的二甲基二硫。 经预热的物料

4、经过进料加热炉（21F0201），加热至615C后自反应器底部进入第一反应器 （ 21R0201 ，原料气穿过反应器内件与反应器顶部流下的催化剂接触后发生脱氢 反应。从第一反应器出来的物料进入第一中间加热炉 （21F0202 。由于脱氢反应是吸热反应，因此需要在过程中补充物料放出的热量。物料再次被加热至622E 后进入第二反应器（ 21R0202 继续进行脱氢反应，之后物料依次进入第二中间 加热炉（21F0203）、第三反应器（21R0203、第三中间加热炉（2仆0204、第四 反应器（21R0204，从第四反应器出来的反应粗产品再次经过热联合进料换热器 中与混合原料换热回收热量后，送至反应产

5、物压缩部分。在反应物料依次进入反应器的同时， 来自催化剂连续再生工段的净化气 （从 PSA来的经加热后的高纯氢)也从反应器的上部进入到反应器的中心“锥形塞管” 内部进行连续吹扫，以尽量减少工艺气在中心“锥形塞管”内部的停留时间，防 止其在此结焦或其它副反应的发生。硫化物加注罐(21J0201)里的二甲基二硫化物用硫化物注入泵 (21P0207-1/2/3 )分别在混合进料进入热联合进料换热器前后注入其中。目的 是为了保持加热炉及反应器内的不锈钢表面上形成铬的硫化层， 以免不锈钢渗碳 以及减少丙烷原料热裂解成乙烷和甲烷。 同时，在本设计仍保留向反应器注水的 管线作为备用，可以把少量水注入到反应器

6、的入口中帮助扩展催化剂的稳定性和 减少催化剂上的焦的形成。注入水采用蒸汽凝液，使用洗涤水补充泵 (21P0209-1/2)注入。( 2)反应产物压缩经回收热量的反应产物首先进入反应流出物冷却器(21E0202-1/2 )中进一 步冷却至42C ,随后进入反应流出物压缩机进口分离器 (21D0201,罐顶的气 相进入反应流出物压缩机第一段(21K0201),经压缩机绝热压缩后的气体温度升 高，被送入反应流出物压缩机第一级间冷却器(21E0203)进行冷却，然后再进 入反应流出物压缩机第一级间分离器 (21D0202), 罐顶的气相随后依次进入反应 流出物压缩机第二 段进行压 缩,进入 反应流出物

7、 压缩机 第二级间冷 却器 (21E0204冷却，再进入反应流出物压缩机第二级间分离器 (21D0203),最后罐 顶的气相进入反应流出物压缩机第三段压缩。经压缩升压的粗产品压力 36MPaG温度110C自第三段压缩出口物料送去精馏工段脱丙烷塔进料预热器 (21E0603)与脱丙烷塔进料换热以回收热量后温度 65C，然后再进入反应流出 物压缩机出口冷却器(21E0205进一步冷却至42C，经反应流出物压缩机出 口分离器(21D0204)后，罐顶的气相送去反应产品后处理部分进行除氯、除硫及 干燥处理。反应产物压缩部分还配有溶剂注入罐， 在操作过程中需要间断批量的将重芳 烃溶剂(对二乙基苯) 分别

8、送入物料冷却器的进口， 将附着在换热器管内的结焦 溶解带出， 以保证换热器的换热性能， 并在各段压缩机进口前的气液分离器内对 溶剂进行收集。 收集后的溶剂分批送回溶剂注入罐循环使用。 定期检测溶剂中的 杂质含量，当杂质含量高于允许值时则需要更换新的溶剂。( 3)反应产物后处理由于用于在催化剂再生工段需要注氯， 催化剂上的氯离子会随反应产物带入 下游。同时在原料气进入在反应器前加注的硫化物和丙烷原料中含有的硫化物均 转化为硫化氢的形式随反应产物带出。 催化剂还原过程中还会产生少量的水， 其 会在冷箱中会结冰造成堵塞，而HS能使后面SHP单元的催化剂中毒并污染丙烯 产品和净气。故这些杂质均需要在进

9、入冷箱分离前进行处理以保护后续设备的正 常运行。自反应流出物压缩机压缩后的粗产品气由氯化物处理器（ 21D0205的顶部进入，底部送出。 氯化物处理器内装填有活性氧化铝特制的非再生型吸附剂。 反 应产物经脱氯后，自上向下流过反应流出物干燥器 （21D0206-1/2） 。以脱除反应 产物中的HS和水。反应流出物干燥器为两台并联设备，其中一台正常工作，另 一台进行再生操作。大约 48 小时进行一次切换。正常操作时，（以21D0206-1为例）产品气自顶部进入干燥器杂质在填料中 被吸附，处理后的产品气自干燥器底部流出送至冷相分离工段进行分离。再生加热时， 自冷箱分离工段送来一股净气 （主要为氢气）

10、 经过再生加热器 （21E0206加热后将净气预热至 232 E送入再生中的干燥器（21D0206-2），气 体自下而上经过干燥器， 气体将吸附剂上的硫化氢及水带走由顶部排出后进入再 生空冷器（21E0208冷却后送入再生分离罐（21D0207气相送入再生洗涤塔， 液相重组分由再生分离罐底泵（ 21P0208 送入精馏工段脱丙烷塔塔釜液气提塔（ 21C0603 汽提回收气相组分，液相作为燃料油使用。再生干燥器完成再生加热后继续进行再生冷却。 每个再生周期大约需要再生 加热 7.6 小时，冷却 7.1 小时。再生冷却时， 仍使用自冷箱分离工段送来的净气 温度34C，此时再生加热器（21E0206

11、不在工作，净气自下向上进入干燥器 （21D0206-2 将再生后的床层进行冷却，冷却后的气体由干燥器顶部排出再经 过再生空冷器及再生分离器后送入再生洗涤塔。自再生分离器来的气体由再生洗涤器（ 21C0201 底部进入塔内，再生洗涤 塔为填料塔，下部使用 10wt%的氢氧化钠溶液进行循环洗涤除去气体中的硫化 氢，上部使用蒸汽凝液作为洗涤水循环使用洗涤气体中夹带的微量碱液。 经洗涤 后的气相主要为含氢气，送往PSA工段进行提纯，一部分会用剩余部分作为产品 送出。洗涤塔中循环的碱液定期进行成分分析， 当氢氧化钠含量小于新鲜碱液量 的30%时需进行更换，废碱液由洗涤塔底部排出送至废碱液脱气罐（ 21D

12、0208以除去气体中进入的氢或烃， 然后由废碱液输送泵 （21P0205 送至含硫/盐污水 处理装置进行处理。同时将配置好的新鲜碱液由加碱装置泵送至碱液循环泵（ 21P0204-1/2 ）进口循环至洗涤塔内。上部循环的洗涤水也定期将部分含碱废 水排放至碱液脱气罐（21D0208）中，同时将消耗的新鲜凝液经洗涤液补充罐（21D0209及洗涤水补充泵（21P0209-1/2 ）补充至洗涤塔内。（ 4）燃料气系统本装置生产过程中可副产以氢气及轻烃类气体为主的可燃气体。 此气体可作 为装置加热炉及锅炉的加热的燃料气使用。 燃料气主要由来自PSA工段的富氢尾 气，脱乙烷塔塔顶放空气以及脱丙烷塔底部汽提气

13、组成。 混合气体进入燃料气分 离罐（21D0211）初步分离后送入燃料气聚结器（21D0212中将燃料气中夹带的 液相进一步分离，然后送入燃料气加热器（21E0210将燃料气预热至120 C后 送入燃料气管网供加热炉及锅炉使用。燃料气系统还设置一套原料丙烷气化系统， 用于装置开车向燃料气管网提供 开车用燃料。并且在装置正常操作时后系统副产燃料气不足以供装置使用时气化 部分丙烷气作补充用。（ 5 装置副产蒸汽燃料气送至加热炉燃烧后将热量提供给反应进料以维持反应温度， 燃料气在 加热炉辐射段燃烧后的烟气经过集合管排放至加热炉的对流段， 在对流段内设置 了多组盘管以回收废热烟气的热量副产蒸汽供装置使

14、用。锅炉水自界外锅炉水泵分别送至进料加热炉（ 21F0201 ，第一中间加热炉 （21F0202 ，第二中间加热炉（ 21F0203 ，第三中间加热炉（ 21F0204 对流段 部分的预热管内预热， 然后与循环段出口的饱和蒸汽 （汽液两相 混合后进入汽 包（21D0210中。液相锅炉水经锅炉水循环泵（21P0206-1/2）加压后分别送至 四台加热炉的蒸汽发生段， 锅炉水依次经过下部蒸汽发生段及上部蒸汽加热段后 吸收热量副产蒸汽压力4.4MPaG温度256C,汽水混合物再回到汽包内进行 分离，自汽包顶部排出的蒸汽分别进入进料加热炉（ 21F0201 和第一中间加热 炉（21F0202）的蒸汽过

15、热段过热，过热蒸汽经过调温后压力 4.2MPaG温度 420 r送至中压蒸汽管网供各用户使用。3催化剂再生工段此工段的主要目的是在装置正常操作的情况下， 将反应器部分来的因结焦而 降低活性的催化剂进行再生， 恢复其活性， 然后再送回反应器， 从而使反应得以 性能良好的连续进行。（1）反应器段催化剂自第四反应器（21R0204底部（22根3” /4 ”均布管）自流至4号 催化剂收集器（21D0317）中。自吹扫气总管来的吹扫气经过除硫加热器 （21E0314 加热至525C送入4号催化剂收集器上部，吹扫催化剂以脱除固体颗粒上的硫化 物（此电加热器为连续工作， 然而在其出现故障时， 系统可以容许在

16、没有加热的 情况下运行 34 天），吹扫气自 4 号催化剂收集器顶部排出， 随反应产物送入 REC 压缩机。来自第一反应器顶部的排放还原气进入 4号催化剂收集器下部去冷却催 化剂颗粒的温度至150C。与此同时用氮气对1号闭锁料斗（21D0318）进行冲压， 至1号闭锁料斗与4号催化剂收集器的压力一致时，开启VBB阀组（一个V型球 阀+两个B型球阀），需要再生的催化剂进入1号闭锁料斗（21D0318）。VBB阀组 开启初始设定的时间后关闭， 再用氮气对 1 号闭锁料斗进行吹扫， 吹去氢气和碳 氢化合物， 将反应区的碳氢环境在此置换为氮气环境， 置换气排放至进料加热炉（21F0201）作为燃料使用

17、。下一步再开启1号闭锁料斗（21D0318）与4号提升料 斗（21D0319）之间的VBB阀组，使催化剂流入4号提升料斗（21D0319中。由 提升气风机（21B0305）送来的提升气（主要为氮气）先将催化剂从 4号提升料斗先提升至中间分离料斗（21D0322,中间分离料斗顶部分出的含有催化剂粉尘 的气体去粉尘收集器（21D0302），中间分离料斗底部的催化剂再由提升气风机（21B0305送来的提升气提升至催化剂再生段的分离料斗（21D0301）。反应器段还包含两台换热器：净气预热器（ 21E0308）和CCR气预热器（21E0309。净气预热器（21E0308）是将来自PSA的纯氢加热至14

18、5C,升温 后的纯氢一股去 2号闭锁料斗（21D0305）去做置换气；一股去 5号提升料斗 （21D0306）做提升气；一股去反应装置的第一至第四反应器和 4号催化剂收集器（21D0317。去反应器的的纯氢一部分直接进入到反应器的中心管内， 以尽量减少丙烷气在中心管内的停留时间， 防止其在此结焦； 一部分需要再经过电加热器 加热到更高的温度去第一、 第二、第三和第四反应器的上段。 去第一反应器的纯 氢由还原气加热器（21E0310加热至520550C后进去第一反应器的还原区， 将氧化态催化剂还原使其恢复活性后继续使用。 去第二、第三和第四反应器上段 的纯氢分别经过 2 号反应器净气加热器（ 2

19、1E0311）、3 号反应器净气加热器（21E0312和4号反应器净气加热器（21E0313加热到600E以上再进入反应 器上段，但不做还原用途。去 4号催化剂收集器（ 21D0317 的纯氢经过除硫加 热器（21E0314加热到600C后去4号催化剂收集器吹扫除硫。CCR气预热器（21E0309）是将来自分离系统的纯度不是很高的氢气加热至 145C后，一股去1、2、3号提升料斗做提升气用，一股与反应装置的热联合进 料换热器（21E0201-14）的壳程出料混合后循环进入进料加热炉（2仆0201）。（ 2）催化剂再生段来自中间分离料斗（21D0322）需要再生的催化剂进入再生段的分离料斗（21

20、D0301,进一步分离催化剂粉尘。分离料斗（21D0301顶部循环气进入粉尘收集器（21D0302，粉尘收集器将粉尘及催化剂过滤收集至催化剂粉尘罐内 （约7 天换粉尘罐一次） 。由粉尘收集器上部排出的淘析气一部分由除尘风机（21B0304送回分离料斗（21D0301，另一部分（约循环风量的1/10）送至提 升气风机（21B0305,加压后送至4号提升料斗（21D0319作为提升气使用。 在提升气风机（21B0305）的出口引一股提升气至提升气风机调温冷却器（21E0307），冷至44C左右再返回提升气风机的入口，使得提升气温度不至于 过高。分离料斗（21D0301与再生塔（21R0301之间的

21、要保证一定的压差使得再 生塔内的气体不能倒流至分离料斗。催化剂由分离料斗进入再生塔（ 21R0301）中进行再生， 再生塔内的气体自下而上逆流与催化剂接触， 催化剂首先进入上部 烧焦区，接着进入下部烧焦区， 在此区域通过和含氧气体接触燃烧去除催化剂表 面的结焦， 经过冷却区冷却后再去氯化干燥区， 最下段是脱氯区。 再生完毕的催 化剂由再生塔底部排出至流量控制料斗（21D0303及缓冲料斗（21D0304中。上部再生气自再生塔顶部排出（520C）经过上部再生冷却器（21E0305 冷却后温度降为478C，与经过空气干燥器（21L0302）干燥后的补充空气混合 由上部再生风机（ 21B0302 送

22、回再生塔内进行烧焦循环。上部再生加热器 （21E0303 仅开车时使用。下部再生气自再生塔内中部的收集管内收集后自塔 顶排出，经过下部再生冷却器（21E0306冷却后温度降为550C，与经过空气 干燥器（ 21L0302 干燥后的补充空气混合后由下部再生风机（ 21B0303 送回再 生塔内进行烧焦循环。下部再生加热器（ 21E0304 仅开车时使用。自下 部再 生风 机（ 21B0303 出 口引出一股 再生气 送至冷却区 冷却器 （21E0301冷至477C送入再生塔烧焦区下部的冷却区，将经过烧焦后的催化 剂颗粒进行冷却。再生塔（ 21R0301 的冷却区下段为氯化干燥区，一股经过空气干燥

23、器 （21L0302 干燥后的空气做抽吸气将氯气抽吸混合后送至空气加热器 （21E0302 的出口（白烧工况用仪表空气抽吸氯气，黑烧工况用氮气抽吸氯气） ；另一股空 气经过空气加热器（21E0302）加热至610C后与含有氯气的空气混合后送入再 生塔的氯化干燥区。 在氯化干燥区通过干燥的热空气除去催化剂中的水分， 注氯 则是让催化剂中的铂金属在载体颗粒上的进行重新排列，达到更好的分布效果， 提高催化剂活性。再生塔的最下段是脱氯区， 在此区通过连续通入氮气来脱除催化剂中的残留 氯，以防止氯进入下游设备。在再生塔（21R0301内完成再生过程的催化剂自再生塔底部流出，首先进 入流量控制锁斗（21D

24、0303,流量控制锁斗中的容量约为1分钟的催化剂流量， 之后流至缓冲料斗（21D0304。缓冲料斗的上部设有新鲜催化剂的加料口， 新鲜催化剂通过催化剂加料漏斗（21D0307和催化剂加料闭锁料斗（21D0308加入 缓冲料斗中。催化剂在缓冲料斗（ 21D0304 中进行收集，到设定的时间后开启的下部的 VBB（个V型球阀+两个B型球阀），催化剂就流入2号闭锁料斗中（21D0305， 在开启2号闭锁料斗下的VBB阀组前采用H2先对闭锁料斗进行冲压，待锁斗压 力与5号提升料斗（21D0306压力平衡后开阀，催化剂就流至5号提升料斗中。 关闭VBB阀组开启放空阀泄压。催化剂从 5号提升料斗（21D0

25、306中用来自净 化气预热器（ 21E0308 的纯氢提升至第一反应器（ 21R0201 的上部。催化剂在 1 号催化剂收集器（ 21D0311 中的收集以及在 1 号提升料斗 （21D0312 中的提升、在 2号催化剂收集器（ 21D0313 中的收集以及在 2号提 升料斗（21D0314中的提升和在3号催化剂收集器（21D0315中的收集以及在 3号提升料斗（ 21D0316 中的提升流程除无需脱硫和氮气吹扫外与 4号催化剂 收集器（ 21D0317 的收集以及在 4号提升料斗（ 21D0319 的提升流程相同。（ 3 放空气处理系统（ 21L0301再生塔内除了各个区域要进行必要的气体循

26、环外， 还有废气排放， 烧焦区及 氯化干燥区的废气均由再生塔中下部的排放口排放出塔外， 排放的废气中含有氯 化氢、氯气、二氧化硫等有毒有害气体， 需要经过处理达到环保要求后才能排放。 废气首先进入放空气处理系统（ 21L0301 的洗涤塔用用氢氧化钠溶液及亚硫酸 氢钠溶液吸收处理排放气中的酸性及有毒气体， 在经过分液除去废气夹带的液滴 后经烟囱放空至大气。（ 4 加氯系统（ 21L0303催化剂再生工段需要给催化剂进行注氯， 注氯的目的是让催化剂铂金属在载 体颗粒上的进行重新排列， 达到更好的分布效果， 提高催化剂活性。 在此专门设 置加氯系统，加氯系统设置在室内，由氯瓶存储间，加氯间和漏氯吸

27、收间组成。 氯气采用钢瓶储存， 设计上采用一组钢瓶顺序加注， 加注量由钢瓶底部的称量设 备称重计量。4冷箱分离工段本套冷箱分离系统将来自 Oleflex 工艺单元的反应器流出物流分离为富氢 的净气产品物流和富烃的液体产品物流。 该冷箱系统还将一部分富氢气与丙烷进 料混合，作为反应器的混合进料送出。 充分利用富氢物流在系统内的膨胀和优化 进出冷箱物流的换热。 该系统的主要冷量来源为新鲜丙烷进料和循环氢气的混合 物在冷联合进料换热器中的蒸发， 还有另一部分冷量是由反应器流出物气相通过 高、低压膨胀机膨胀制冷而提供。反应器流出物以42C, 184MPa(G进入分离系统(21L0401),在冷联合进料

28、 换热器与联合进料、 部分净气换热而被部分冷凝。 冷凝后的反应器流出物气相与 液相在高压分离器中分离, 分离后的气体经过高压透平膨胀机膨胀节流, 膨胀功 驱动膨胀发电机回收能量, 气体部分冷凝。 之后进入中压分离器进行气、 液分离。 出中压分离器的气体被分为净气和循环气等 2 股物流。循环气进入低压透平膨胀机进一步膨胀降压。 低压透平膨胀的能量驱动发电 机,气体部分冷凝。 然后进入低压分离器进行气液分离。 出低压分离器的循环气 与来自中压分离器的干气在干气冷却器内换热器而被复温。 换热后的干气进入干 气分离器进行气液分离。各分离器内的液相进入闪蒸罐内闪蒸, 所有的分离器采用液位控制。 出闪蒸

29、罐的气体返回到反应器流出物压缩机进口分离器。 闪蒸罐的液体即液体产品, 经 过闪蒸罐出料泵加压后在进料冷却器内与去反应器单元的新鲜原料换热, 被加热 到约43C，以3.896 MPa(G)出分离系统，至SHP进料加热器。冷新鲜原料与来自干气冷却器的循环气在进入冷联合进料换热器前混合, 形 成反应器的混合进料。 混合进料与反应器流出物在冷联合进料换热器换热， 然后 以约36C, 0.368 MPa(G)离开分离系统，至丙烷脱氢反应的混合进料换热器。来自干气分离器的干气被分成 2 股，其中一股在冷联合进料换热器中与反应 器流出物换热被加热到约38C,另一股在进料冷却器E-0103内被加热到约43C

30、。来自上述 2 个换热器的干气再次混合后以约 0.59 MPa(G) 离开分离系统。5SHP 工段来自PSA装置的产品氢气 40 C, 2.1MPa(G)进入SHP氢气压缩机(21K0502-1/S),压缩至 3.46M Pa(G)，然后进入 SHP?昆合喷嘴(21M050)多 余氢气送至界外。来自冷箱分离系统的液体产品(43C, 3.896 MPa(G),与来自产品精馏工 段的工艺液体(17C, 3.92 MPa(G)混合，然后进入SHP进料换热器(21E0511), 与0.3M Pa(G)的饱和低压蒸汽换热，被加热至 60C，然后进入SHP混合喷嘴 (21M0501,与氢气在此混合，之后经

31、过SHP静态混合器(21M0502再次混合， 然后进入SHP反应器(21R0501,进行选择性加氢反应，反应后的液体(43C, 3.04MPa(G)被送至脱乙烷塔。6精馏工段经原料预处理工段脱除有机氮、 汞及水后的的新鲜丙烷与自丙烯丙烷分离塔 塔底的循环丙烷混合，送往脱丙烷塔进料预热器 (21E0603)经反应流出物压缩机 出口物料加热后送至1号脱丙烷塔(21C0601)，约90%勺丙烷自塔顶采出。塔釜 液经1号脱丙烷塔塔釜泵(21P0603-1/2)加压后送至2号脱丙烷塔(21C0602)作为 进料，1号脱丙烷塔热回收再沸器(21E0604)使用热泵压缩机(21K0601)二级出口 的丙烯作

32、为热源为 1 号脱丙烷塔塔釜液再沸提供热量， 塔釜液再沸用热量不足部 分经蒸汽再沸器(21E0605)使用低压蒸汽作为热源补充。剩余的10%烷自2号脱丙烷塔(21C0602)塔顶采出，两台脱丙烷塔塔顶的 丙烷采出气混合后经脱丙烷塔塔顶冷凝器 (21E0608-1/2) 冷凝由脱丙烷塔回流罐 (21D0605)收集，收集后的丙烷由脱丙烷塔塔顶凝液泵(21P0602-1/2)加压后，部 分用作 1 号和 2号脱丙烷塔的回流， 剩余的丙烷经新鲜丙烷进料加热器 (21E0601) 回收热量后送至反应工段。自2号脱丙烷塔(21C0602)塔底采出的C4+烃类经液位调节阀减压后送至脱 丙烷塔塔釜液气提塔(21C0603)，自PSA来的尾气作为气提气，气提后的塔釜液 经气提塔出料泵(21P0610)加压，气提器塔底出料冷却器(21E0610)冷却后送至燃 料油储罐。塔顶采出的轻烃送往燃料气系统。自SHP单元来的丙烯丙烷混合物送往脱乙烷气提塔 (21C0604)，塔釜液送往丙烯丙烷