1、催化裂化的概述主講人：齊旭東裝置概況裝置簡(jiǎn)介一套催化裂化裝置建成投產(chǎn)于1971年，原設(shè)計(jì)為200萬(wàn)噸/年蒸儲(chǔ)-催化裝置（一頂二裝置），兩器部分公稱(chēng)能力為 60?萬(wàn)噸？/?年IV型的催化裂解裝置。1985年改為80?萬(wàn)噸？/?年 后置燒焦罐提升管催化裂化裝置。1999年6月改造為30?萬(wàn)噸？/?年的催化裂解裝置，目的是多產(chǎn)丙烯等產(chǎn)品。2002年4月恢復(fù)為40-50萬(wàn)噸/年催化裂化裝置。2004年反再系統(tǒng)擴(kuò)能 至60萬(wàn)噸/年，分離系統(tǒng)擴(kuò)能至 80萬(wàn)噸/年。2006年儀表改為DC或制，進(jìn)料噴口f改為 CS-II 型，增上德?tīng)査酂徨仩t等。1.1.1.2 歷年來(lái)重大技術(shù)改造情況a 1976年8月，由“

2、一頂二”改造為催化裂化和常減壓兩套裝置。b 1978年9月份，將再生器稀相段加高4.8米。c 1980年將吸收、解吸流程由單塔改為雙塔流程，吸收穩(wěn)定系統(tǒng)擴(kuò)能至80萬(wàn)噸/年。d 1981年，新上三級(jí)旋風(fēng)分離器及余熱鍋爐。e 1983年，新上煙氣輪機(jī)一主風(fēng)機(jī)一電動(dòng)機(jī)組。f 1984年9月，將反應(yīng)器內(nèi)三組杜康型旋風(fēng)分離器改為二組布埃爾型旋風(fēng)分離器，再生 器內(nèi)五組杜康旋風(fēng)分離器全部更換。g 1985年,？將兩器系統(tǒng)由IV型催化裂化裝置改為后置燒焦罐提升管催化裂化裝置。h 1987年，將再生器分布板改為分布管，再生器內(nèi)集氣室改為外集氣室，旋風(fēng)分離器由杜康型改為PV型。i 1988年，對(duì)換熱流程進(jìn)行調(diào)整，

3、將分儲(chǔ)系統(tǒng)各段回流及產(chǎn)品余熱與一套減壓原油及初 儲(chǔ)塔底換熱改為與本裝置原料油進(jìn)行換熱。j 1992年，對(duì)氣壓機(jī)凝結(jié)水回收系統(tǒng)進(jìn)行改造，每年可回收凝結(jié)水 6.4萬(wàn)噸。沉降器內(nèi)兩級(jí)布埃爾型旋風(fēng)分離器更換。k 1999年將80萬(wàn)噸/年后置燒焦罐提升管催化裂化裝置改造為30萬(wàn)噸/年催化裂解裝置。具體改造內(nèi)容如下：反應(yīng)-再生系統(tǒng)提升管/沉降器/汽提段全部更換汽提段由2060X 6000改為3400X 11700,汽提段擋板更換為 11?層盤(pán)型擋板。 提升管全部更換為900/1300。沉降器內(nèi)旋風(fēng)分離器改造為三組兩級(jí)。 再生部分：取消原有燒焦罐，緩沖罐。新增空氣提升管 內(nèi)900X 3200/內(nèi)600X 9

4、048。取消原再生、半再生U型管，更換為待生、再生斜管，尺寸為內(nèi)600。改造原半再生滑閥為再生滑閥，新增待生滑閥，雙動(dòng)滑閥利舊。原再生器輔助燃燒室取消，更換熱負(fù)荷為93MJ/h輔助燃燒室。新增一臺(tái)熱負(fù)荷為 45x 104KCal/h原料油加熱爐。主風(fēng)機(jī)系統(tǒng)K-101北臺(tái)主風(fēng)機(jī)：將原D 1000-31 1000Nm 3/min葉輪更換為D 1000-31 ,其余部分利舊。K-102中臺(tái)主風(fēng)機(jī)D 800-33 800Nm 3/min 禾U舊。新增2臺(tái)增壓機(jī)，流量 200Nn3/min ,入口壓力0.24Mpa, ?出口壓力0.34Mpa。分儲(chǔ)部分分福塔塔盤(pán)開(kāi)孔數(shù)進(jìn)行調(diào)整，增加二中回流系統(tǒng)。新增分儲(chǔ)

5、塔頂回流罐 D-107A (2800 X 7000)。吸收穩(wěn)定部分吸收塔、解吸塔塔盤(pán)開(kāi)孔數(shù)進(jìn)行調(diào)整。再吸收塔更換，新尺寸為1800X 26668。氣壓機(jī)利用原庫(kù)存一臺(tái)富氣壓縮機(jī)，型號(hào)DA250-72, 250Nm?/min ,入口壓力30.16Mpa,出 口壓力 1.6Mpa, ?原有氣壓機(jī)？DA220-72, 220Nm/min 做為備用。換熱器部分新增5臺(tái)，調(diào)整7臺(tái)，利舊36臺(tái)。機(jī)泵新增11臺(tái)，調(diào)整、更換機(jī)泵葉輪6臺(tái)，利舊16臺(tái)。l 2002年由30萬(wàn)噸/年催化裂解裝置改造為 4060萬(wàn)噸/年催化裂化裝置。具體改造內(nèi)容 如下：反應(yīng)增設(shè)切斷進(jìn)料自保?；謴?fù)頂循環(huán)回流系統(tǒng)，輕柴換熱系統(tǒng)改造，增加

6、兩臺(tái)輕柴與蠟油換熱器，輕柴去再 吸收塔吸收劑增加單向閥。解吸塔，再吸收塔，穩(wěn)定塔塔盤(pán)開(kāi)孔數(shù)進(jìn)行調(diào)整。氣壓機(jī)利用原庫(kù)存一臺(tái)富氣壓縮機(jī)，型號(hào) DA220-72, 220NriVmin ,入口壓力 0.015Mpa,出口壓力 0.85Mpa,原有氣壓機(jī) DA250-72, 250Nm?/min 做為備用。m 2004年裝置進(jìn)行大修，具體改造內(nèi)容如下：反應(yīng)系統(tǒng)提升管底部原預(yù)提升蒸汽分布環(huán)改為預(yù)提升蒸汽分布板。在原提升管進(jìn)料口嘴位置改為2個(gè)喉管式汽油回?zé)拠娮?。原料油、回?zé)捰瓦M(jìn)料噴嘴位置上移，并改為 BWJ-II型高效旋流式噴嘴。將原提升管急冷油噴嘴改為2個(gè)喉管式油漿回?zé)拠娮欤蜐{回?zé)拠娮烊∠Ｌ嵘芗s

7、30米標(biāo)高部位增加終止劑及急冷油注入口。去掉原提升管出口分布板，出口增設(shè)兩組粗旋快分器，并將提升管延長(zhǎng)約13米。將反應(yīng)器內(nèi)旋風(fēng)分離器由三組二級(jí)更換為二組單級(jí)BY高效旋風(fēng)分離器。增加一個(gè)40ml催化劑罐。煙機(jī)入口風(fēng)動(dòng)蝶閥改為電液蝶閥。分儲(chǔ)部分恢復(fù)低溫?zé)峄厥障到y(tǒng)，增加3臺(tái)冷卻器。D-111罐液界面儀表及液面計(jì)由北側(cè)移至南側(cè)，并增設(shè)界面指示報(bào)警。 吸收穩(wěn)定部分將穩(wěn)定塔底釜式重沸器改型為浮頭式重沸器，穩(wěn)定塔底增設(shè)液面控制系統(tǒng)。2006年裝置進(jìn)行大修，具體改造內(nèi)容如下:一催裝置Dcsa表系統(tǒng)改造。提升管進(jìn)料系統(tǒng)改造。新上德?tīng)査酂徨仩t更換部分反應(yīng)控制閥及自保閥系統(tǒng)改造。反應(yīng)事故旁通集合管系統(tǒng)改造。蠟油水

8、箱蛇管掃線工藝改造。凈化風(fēng)及非凈化風(fēng)系統(tǒng)管線整理。操作室西北角地面閥組移位。油漿重柴油水箱管線和平臺(tái)整理增設(shè)分儲(chǔ)塔底補(bǔ)油集合管裝置循環(huán)水管線整體更換更換部分控制閥和部分儀表測(cè)量孔板更換分儲(chǔ)塔、吸收塔返塔各側(cè)線增設(shè)閥門(mén)分儲(chǔ)塔、吸收塔增設(shè)新的測(cè)壓開(kāi)口裝置開(kāi)工收汽油線整體更換o 規(guī)模DCC 30萬(wàn)噸/年。FCC反再部分60萬(wàn)噸/年；分儲(chǔ)穩(wěn)定系統(tǒng) 7080萬(wàn)噸/年。2工藝原理1.1.2.1 反應(yīng)原理催化裂化所加工的原料是重質(zhì)儲(chǔ)分油和殘?jiān)?，該石油?chǔ)分中有烷燒、烯燒、環(huán)烷煌、 芳香燒、膠質(zhì)、瀝青質(zhì)，同時(shí)含有硫、氮及重金屬。催化裂化反應(yīng)是石油儲(chǔ)分在催化劑作用 下發(fā)生的反應(yīng)；同時(shí)，還伴有非催化裂化反應(yīng)。非催

9、化反應(yīng)是在裂化條件下，熱力學(xué)上可能 進(jìn)行的反應(yīng)。非催化反應(yīng)與催化裂化反應(yīng)相比是較少的。催化反應(yīng)主要有：裂化、異構(gòu)化、烷基轉(zhuǎn)移、氫轉(zhuǎn)移、環(huán)化、縮合、疊合等。a催化裂化反應(yīng)過(guò)程的 7個(gè)步驟 TOC o 1-5 h z a）反應(yīng)物由主氣流中擴(kuò)散到催化劑表面.b）反應(yīng)物沿催化劑微孔向催化劑的內(nèi)部擴(kuò)散.c）反應(yīng)物被催化劑內(nèi)表面吸附.d）被吸附的反應(yīng)物在催化劑內(nèi)表面上發(fā)生化學(xué)反應(yīng)e）反應(yīng)產(chǎn)物自催化劑內(nèi)表面脫附 .f）反應(yīng)產(chǎn)物沿催化劑微孔向外擴(kuò)散 .g）反應(yīng)產(chǎn)物擴(kuò)散到主氣流中去.催化反應(yīng)的速度取決于這7個(gè)步驟進(jìn)行的速度，而速度最慢的步驟對(duì)整個(gè)反應(yīng)速度起決定性的作用而成為控制因素。裂化反應(yīng)主要是 C-C鍵的斷

10、裂。在碳原子數(shù)相同時(shí)反應(yīng)能力按烯煌烷基烯燃（烷基取代基C3或更高時(shí)）環(huán)烷燒烷煌芳煌。芳煌是很難裂化的。芳核油氣穩(wěn)定。b單體煌的催化裂化反應(yīng)種類(lèi)：a）烷燒：主要發(fā)生分解反應(yīng)，分解成較小分子的烷燒和烯煌。例如：C16H34C6 H16 + C8 H18生成的烷燒又可繼續(xù)分解成更小的分子。烷燒分解時(shí)，都從中間的C一 C鍵處斷裂，而且分子越大也越易斷裂。異構(gòu)烷燒的反應(yīng)速度比正構(gòu)烷煌的快。b）烯煌：（a）分解反應(yīng)：分解為兩個(gè)較小分子的的烯燒。烯煌的分解反應(yīng)速度比烷燒的快得多。大分子烯煌的分解速度比小分子的快；異構(gòu)烯煌的分解速度比正構(gòu)烯煌 的快。（b）異構(gòu)化反應(yīng)：烯煌的異構(gòu)化反應(yīng)有兩種： 一種是分子骨架結(jié)

11、構(gòu)改變，正構(gòu)烯煌變成異構(gòu)烯燒；另一種是分子中的雙鍵向中間位置轉(zhuǎn)移。（c）氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)：一方面某些烯煌轉(zhuǎn)化為烷燒；另一方面，給出氫的化合物則轉(zhuǎn)化為芳煌或縮合程度更高的分子，甚至縮合至焦炭。（d）芳構(gòu)化反應(yīng)：烯燒環(huán)化并脫氫生成芳煌。c）環(huán)烷燒：環(huán)烷煌的環(huán)可斷裂生成烯燒，烯煌再繼續(xù)進(jìn)行上述各項(xiàng)反應(yīng)。環(huán)烷煌也能通過(guò)氫轉(zhuǎn)移反應(yīng)轉(zhuǎn)化成芳煌。帶側(cè)鏈的五元環(huán)烷煌也可以異構(gòu)化成六元環(huán)烷燒，再進(jìn)一步脫氫生成芳煌。d）芳煌：芳煌核在催化裂化條件下十分穩(wěn)定。但連接在苯核上的烷基側(cè)鏈則很容易斷裂生成較小分子烯燒，而且斷裂的位置主要是發(fā)生在側(cè)鏈同苯核連接的鍵上。多環(huán)芳煌的裂化反應(yīng)速度很低，它們的主要反應(yīng)是縮合成稠環(huán)芳燒，最

12、后生成焦炭，同 時(shí)放出氫使烯燒飽和。c石油儲(chǔ)分的催化裂化反應(yīng)的特征：a）催化裂化反應(yīng)是個(gè)氣-固非均相反應(yīng)。催化反應(yīng)是在催化劑表面上進(jìn)行的。原料進(jìn)入反應(yīng)器后先吸熱氣化成氣體，然后經(jīng)過(guò)擴(kuò)散-吸附-反應(yīng)-脫附-擴(kuò)散等步驟后導(dǎo)出反應(yīng)器。從反應(yīng)過(guò)程來(lái)看，原料分子間首先是具備催化劑活性中心吸附， 才能進(jìn)行化學(xué)反應(yīng)，因此原料中各類(lèi)煌分反應(yīng)結(jié)果不僅取決于自身 的反應(yīng)速度，更重要的是取決于吸附能力。對(duì)于碳原子數(shù)相同的煌類(lèi)分子，被吸附的難易程度大致如下：稠環(huán)芳煌稠環(huán)環(huán)烷煌烯燒單烷基側(cè)鏈的單環(huán)芳煌環(huán)烷煌烷煌對(duì)于同類(lèi)燒，則分子量越大，越易被吸附。按化學(xué)反應(yīng)速度的高低順序排列，大致如下：烯煌大分子單烷基側(cè)鏈的單環(huán)芳煌異

13、構(gòu)烷煌及環(huán)烷煌小分子單烷基側(cè)鏈的單環(huán)芳煌 正構(gòu)烷煌稠環(huán)芳煌。顯然，燒類(lèi)的吸附能力與化學(xué)反應(yīng)速度的排列順序并不一致。吸附在催化劑表面上的各類(lèi)燒分子的多少， 除與吸附能力有關(guān)外，還與原料中含各類(lèi)燒 多少有關(guān)。如果原料中含芳煌較多，它們吸附能力最強(qiáng)而化學(xué)反應(yīng)速度卻最低， 長(zhǎng)時(shí)間停留 在催化劑上，不易脫附，甚至縮合成焦碳，使催化劑失去活性。b）催化裂化反應(yīng)是個(gè)平行-順序反應(yīng)。催化反應(yīng)可同時(shí)向幾個(gè)方向進(jìn)行，而且中間反應(yīng)的產(chǎn)物還可繼續(xù)進(jìn)行反應(yīng)，這樣的反應(yīng)是平行-順序反應(yīng)3工藝流程說(shuō)明反應(yīng)再生系統(tǒng)a進(jìn)料預(yù)熱及加熱部分進(jìn)料泵（P-802/A、B）將原料蠟油自中間罐區(qū)蠟油罐（421、422）抽出，經(jīng)蠟油一頂循換

14、 熱器（E-804/AB ）、蠟油一輕柴換熱器 （E-801/DE ）、蠟油一油漿換熱器 （E-818/AB、E-817/AB ） 換熱，升溫至220c左右后，進(jìn)入提升管進(jìn)料環(huán)管，然后分四路進(jìn)入提升管進(jìn)料噴嘴。來(lái)自 分儲(chǔ)塔的回?zé)捰停?jīng)回?zé)捰捅茫≒-803/A、B）抽出后，進(jìn)入提升管進(jìn)料集合管。來(lái)自分儲(chǔ)塔的回?zé)捰蜐{，經(jīng)分儲(chǔ)塔底油漿泵（P-114/A、B C）抽出后，一路進(jìn)入提升管進(jìn)料集合管，另一路進(jìn)入提升管中部。b反應(yīng)系統(tǒng)c經(jīng)進(jìn)料噴嘴進(jìn)入提升管內(nèi)的混合原料油與來(lái)自再生器（F-102）的約700 c高溫再生催化劑接觸，立即汽化并反應(yīng)，反應(yīng)油氣攜帶催化劑經(jīng)過(guò)兩組粗旋快分器對(duì)油氣和催化劑進(jìn) 行分離，反

15、應(yīng)油氣再進(jìn)入兩組單級(jí)BY高效型旋風(fēng)分離器，進(jìn)一步分離催化劑，分離出來(lái)的油氣去分儲(chǔ)塔，積有焦炭的少量催化劑經(jīng)BY高效型旋風(fēng)分離器料腿流入沉降器床層。經(jīng)過(guò)兩組粗旋快分器分離出的待生催化劑向下經(jīng)料腿流入沉降器床層。待生催化劑向下進(jìn)入汽提段，汽提段上、中、下通入四路過(guò)熱水蒸汽進(jìn)行汽提，將待生催化劑中夾帶的反應(yīng) 油氣汽提出來(lái)進(jìn)入 BY高效型旋風(fēng)分離器。汽提后的待生催化劑經(jīng)待生斜管進(jìn)入空氣提升 管。正常操作時(shí)，反應(yīng)壓力由氣體壓縮機(jī)入口管線上的壓力調(diào)節(jié)器或氣體壓縮機(jī)入口放火 炬蝶閥控制在 0.10.15Mpa。反應(yīng)溫度由再生滑閥開(kāi)度控制，正常操作時(shí)，提升管出口 溫度控制為475510C。d再生系統(tǒng)來(lái)自汽提段

16、的待生催化劑，進(jìn)入空氣提升管，增壓風(fēng)從空氣提升管底部進(jìn)入，少量增壓風(fēng)分段進(jìn)入空氣提升管將待生劑提升至再生器，主風(fēng)經(jīng)輔助燃燒室至再生器。在再生器密相床中，燒掉催化劑中積存的焦炭。產(chǎn)生的再生煙氣所攜帶的大量催化劑在再生器稀相中沉積 下來(lái)，未沉降的催化劑與煙氣一起進(jìn)入五組兩級(jí)PV型旋風(fēng)分離器，分離出來(lái)的煙氣（0.12Mpa, 700 C）進(jìn)入外集氣室通過(guò)高溫?zé)煔夤芫€，經(jīng)三旋至煙氣輪機(jī)做功后，溫度變?yōu)?20c煙氣至余熱鍋爐（E-132）發(fā)生蒸汽，煙氣溫度降至200240c去煙囪放空。再生后的再生催化劑經(jīng)再生斜管-進(jìn)入進(jìn)料提升管參與反應(yīng)。再生器的壓力由三旋出口頂部雙動(dòng)滑 閥控制，正常操作時(shí)壓力控制0.1

17、0.16Mpa,再生溫度650-700 C。分微系統(tǒng)來(lái)自反應(yīng)器的油氣（0.10.15MPa, 475510C）進(jìn)入分儲(chǔ)塔（0-103）下部。分儲(chǔ)塔 脫過(guò)熱段為7層人字型檔板，130層為舌型塔板，3235層為浮閥塔板，油氣自下而上通 過(guò)人字型檔板、舌型塔板、浮閥塔板，經(jīng)分儲(chǔ)后得到油漿、回?zé)捰?、催化柴油、粗汽油、?化氣體。為了提供足夠的內(nèi)回流并使塔的汽液相負(fù)荷比較均勻，分儲(chǔ)塔分別建立了四個(gè)循環(huán)回流，一個(gè)冷回流。循環(huán)油漿從分儲(chǔ)塔底部抽出，經(jīng)兩個(gè)油漿沉降罐（D-121/AB ）,通過(guò)油漿泵（P-114A、B、C）升壓后，進(jìn)入過(guò)濾器（D-120/AB）后與蠟油-油漿換熱器（E-817AB、E-818A

18、、B） 換熱，再經(jīng)油號(hào)蒸發(fā)器（E-119）,換熱至240C, 一部分返回分儲(chǔ)塔人字檔板上部，另一部 分返回分福塔下部，少部分送至油漿冷卻水箱（E-1180）冷卻至70-90C,做為外甩油漿送至中間罐區(qū)531罐，油漿回?zé)捊?jīng)油漿泵出口至反應(yīng)進(jìn)料提升管回?zé)?。二中循環(huán)回流（包括回?zé)捰停┯煞謨?chǔ)塔第三層塔板自流入回?zé)捰凸蓿―-108）,溫度330C,然后用二中循環(huán)回流泵（P-803A、B）抽出，分三路，一路做為二中循環(huán)回流， 做穩(wěn)定塔（C-106） 底重沸器（E-127）的熱源，冷卻至 200C,之后返回分儲(chǔ)塔第五層塔板；另一路做為內(nèi)回 流進(jìn)入分儲(chǔ)塔第二層塔板和分儲(chǔ)塔底補(bǔ)油；再一路入反應(yīng)進(jìn)料提升管進(jìn)行回?zé)?/p>

19、。一中循環(huán)回流自分儲(chǔ)塔（0-103）第15層塔板用一中循環(huán)回流泵（P-110A、B）抽出， 抽出溫度270C,送至解吸塔（C-104B）底做為重沸器（E-123A）的熱源，然后進(jìn)一中蒸發(fā) 器發(fā)生蒸汽，最后入一中冷卻器（E-105）,經(jīng)循環(huán)水冷卻至110c返回分儲(chǔ)塔第18層塔板。催化柴油和貧吸收油自分儲(chǔ)塔第 20 （22、24）層塔板自流入輕柴油汽提塔（ 0-107）, 經(jīng)蒸汽汽提后用輕柴油泵（P-109A、B）抽出，經(jīng)輕柴-蠟油換熱器（E-801/DE）,貧吸收油 一富吸收油換熱器（E-131/CD）,然后再進(jìn)輕柴油冷卻器（E-131B）冷卻至40Co 一部分做 為貧吸收劑送至再吸收塔（0-1

20、05）做為吸收劑，富吸收油在貧吸收油一富吸收油換熱器中換熱升溫至120c返回分儲(chǔ)塔第24層塔板。其他部分做為產(chǎn)品出裝置。塔頂循環(huán)回流自分儲(chǔ)塔 31層經(jīng)頂循環(huán)回流泵（P-106A、B）抽出，抽出溫度135C,先 后經(jīng)過(guò)頂循環(huán)回流-蠟油換熱器（E-804/AB）,頂循環(huán)回流-軟化水冷卻器（E-802）,頂循環(huán) 回流-循環(huán)水冷卻器（E-115）冷卻至70c后返回分儲(chǔ)塔頂（35層）。分儲(chǔ)塔頂溫度120C ,壓力0.086MPa,分儲(chǔ)塔頂油氣先經(jīng)分儲(chǔ)塔頂前冷器（E-114/AG）,冷至60c進(jìn)入分儲(chǔ)塔頂回流罐（D-107A）,罐內(nèi)粗汽油經(jīng)分儲(chǔ)塔冷回流泵（P-108A、B）抽出，一部分做為分儲(chǔ)塔頂冷回流進(jìn)

21、入分儲(chǔ)塔第35層塔板，另一部分與分儲(chǔ)塔頂回流罐中未冷凝的氣體一起進(jìn)入分儲(chǔ)塔頂后冷器冷至40 c后進(jìn)入分儲(chǔ)塔頂油氣分離器（D-107B）,在分儲(chǔ)塔油氣分離器中分離出的粗汽油用粗汽油泵（P-107AB）送至吸收塔，分出的富氣進(jìn)入氣體壓縮機(jī)壓縮后送至吸U塔進(jìn)一步吸收。D-107A、B排出的含硫污水，送出至含硫污水罐（D-111）,經(jīng)含硫污水泵（P-103A、B）升壓后送至污水汽提裝置處理。處理后的凈化水， 又返回D-107A、D-109進(jìn)行洗滌。 1.1.3.3吸收解吸系統(tǒng)從分儲(chǔ)系統(tǒng)（D-107B）來(lái)的富氣被氣體壓縮機(jī)壓縮到0.85MPa,溫度約113c后，與解吸氣一并送入氣壓機(jī)出口冷卻器，在冷卻器

22、人口注入凈化水進(jìn)行洗滌，冷卻至45 C,然后與富吸收油一起經(jīng)后冷器（E-121/CD）冷卻至 40 c后一同進(jìn)入氣壓機(jī)出口油氣分離器（D-109）,進(jìn)一步分離為凝縮油和不凝氣，不凝氣進(jìn)入吸收塔 （C-104A）底，與來(lái)自D-107B的粗汽油和從穩(wěn)定汽油泵（P-118A、B）送來(lái)的穩(wěn)定汽油補(bǔ)充吸收劑逆流接觸。氣體中 Q及 以上重組分大部分被吸收，為了取走吸收時(shí)放出的熱量，在吸收塔中部分別設(shè)置二個(gè)中段回 流，經(jīng)冷卻器（E-122/BCDE）冷卻后再返回吸收塔。塔底富吸收油經(jīng)吸收塔底泵（P-801）抽出送入冷卻器后進(jìn)入 D-109。C-104A頂出來(lái)的貧氣進(jìn)入 C-105下部，與從分儲(chǔ)部分來(lái)的輕 柴吸收劑逆流接觸，以吸收氣體中夾帶的汽油組分。吸收后的干氣送至氣體脫硫裝置，富吸收油則靠C-105的壓力自流到 E-131/CD與貧吸收油換熱后再返回分儲(chǔ)塔。凝