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催化裂化控制方案催化裂化是炼油加工企业中提高原油加工深度，生产高辛烷值汽油，柴油和液化气的最重要的一种重油轻质化工艺过程。
它由反应再生，分馏，吸收稳定，催化剂再生和烟气轮机动力回收4个过程构成。
流程图如下：一、各个工艺过程的简介反应再生：设备由反应器，再生器联合构成，原料油经喷嘴喷入稀相提升管，在其中与催化剂接触，发生裂化反应。
原料为各类渣油，延迟焦化馏出油，脱沥青油，参见下图。
（以并列式催化裂化反应再生系统流程为例）分馏系统：分馏系统的任务主要是把反应器（沉降器）顶部的气态产物按沸点范围分割成富气，汽油，轻柴油，重柴油，回炼油和油浆等馏分。
吸收稳定系统：吸收稳定的主要作用是加工来自催化裂化分馏塔顶油气分离出来的石脑油和富气。
目的是保证汽油蒸汽压合格的同时，分离出干气（C2及C2以下），并回收液化气，并对送出的汽油，液化石油气和干气，以及分馏系统送出的柴油组分进行精制。
典型流程见下图。
催化剂再生和烟气轮机动力回收：催化剂再生是在再生器内把反应过程中沉积在催化剂上的焦炭烧掉，以便为反应过程提供恢复了活性的催化剂，并供给所需的热量。
烟气轮机动力回收是回收烟气中的热能，因为，再生器所带走的热量约占全装置的1/4。
下图为催化裂化装置烟气轮机动力回收系统的典型工艺流程。
热烟气从再生器进入三级旋风分离器,在其中除去烟气中绝大部分催化剂微粒后进入烟气轮机。
烟气在烟气轮中作功后,温度大约降低成120～180℃,排出的烟气可以进入CO锅炉或余热锅炉,回收剩余的热能。
综上所述,催化裂化是炼油加工业创造效益的龙头装置,虽然用常规仪表能实现对工艺过程的自动控制,但故障率高,速度慢,不能实现复杂控制、优化控制,无法发挥网络技术等高科技在现代化企业生产经营的优势。
而DCS不但可以取代常规仪表的检测、控制功能,而且还可以发挥在复杂控制、优化控制方面的优势,可以根据需要通过网络技术实施现代化企业生产经营管理。
我们浙大中自公司自90年代后期开发的Suny Tech TDCS9200 DCS系统已成功地运用在国民经济的石化、化工、电力、冶金、生化、造纸的广阔领域各个不同行业。
毕业设计（论文）课题名称常减压装置减压塔工段自动控制工程设计姓名XXXXX学号XXXXXXXX系(分院) 自动化系专业生产过程自动化技术班级自动化XXXX指导教师XXXXX企业指导教师2017年5月日XXXXXXXXXXXXXXXXXXXXXX毕业论文声明本人郑重声明：毕业论文及毕业设计工作是由本人在指导教师的指导下独立完成，尽我所知，在完成论文时利用的一切资料均已在参考文献中列出。
若有不实之处，一切后果均由本人承担（包括接受毕业论文成绩不及格，不能按时获得毕业证书等），与毕业论文指导老师无关。
论文题目：专业班级：作者签名：日期：目录毕业论文声明 (I)摘要 (VI)1常减压装置减压塔工段工艺流程简介 (1)1.1装置概况 (1)1.2工艺原理 (1)2 常减压装置减压塔工段主要设备及控制指标 (4)2.1 主要设备列表 (4)2.2主要调节器 (4)2.3仪表显示 (5)3 常减压装置减压塔工段DCS图 (6)4 常减压减压塔自动控制工程设计 (8)4.1设备EH-501 TIC-501(A)控制系统设计 (8)4.1.1测量仪表的选择 (8)4.1.2控制器的选择 (8)4.1.3安全栅的选择 (8)4.1.4执行器的选择 (9)4.1.5设备EH-501 TIC-501(A)控制系统设计的常规仪表回路 (9)4.2设备EH-502 TIC-502(A)控制系统设计 (1)4.2.1测量仪表的选择 (1)4.2.2控制器的选择 (1)4.2.3安全栅的选择 (1)4.2.4执行器的选择 (2)4.2.5设备EH-501 TIC-502(A)控制系统设计的常规仪表回路 (2)4.3设备N8 FIC-507(M)控制系统设计 (4)4.3.1测量仪表的选择 (4)4.3.2控制器的选择 (4)4.3.3安全栅的选择 (4)4.3.4执行器的选择 (4)4.3.5设备N8 FIC-507(M)控制系统设计的常规仪表回路 (5)4.4设备N9 FIC-508(M)控制系统设计 (7)4.4.1测量仪表的选择 (7)4.4.2控制器的选择 (7)4.4.3安全栅的选择 (7)4.4.4执行器的选择 (7)4.4.5设备N9 FIC-508(M)控制系统设计的常规仪表回路 (7)4.5设备N10 FIC-509(M)控制系统设计 (9)4.5.1测量仪表的选择 (9)4.5.2控制器选用 (9)4.5.4执行器的选择 (10)4.5.5设备N10 FIC-509(M)控制系统设计的常规仪表回路图 (10)4.6设备N11 FIC-510(M)控制系统设计 (12)4.6.1测量仪表的选择 (12)4.6.2控制器的选择 (12)4.6.3安全栅的选择 (12)4.6.4执行器的选择 (13)4.6.5设备N11 FIC-510(M)控制系统设计的常规仪表回路图 (13)4.7设备V A LIC-501(A)控制系统设计 (15)4.7.1测量仪表的选择 (15)4.7.2控制器的选择 (15)4.7.3安全栅的选择 (16)4.7.4执行器的选择 (16)4.7.5设备V A LIC-501(A)控制系统设计的常规仪表回路图 (16)4.8 设备T5 LIC-502(A)控制系统设计 (18)4.8.1测量仪表的选择 (18)4.8.2控制器的选择 (18)4.8.3安全栅的选择 (19)4.8.4执行器的选择 (19)4.8.5设备T5 LIC-502(A)控制系统设计的常规仪表回路图 (19)4.9设备T5 LIC-503(A)控制系统设计 (21)4.9.1测量仪表的选择 (21)图4-27 数显压力变送器产AKT-3815智能型差压变送器外观 (21)4.9.2控制器的选择 (21)4.9.4执行器的选择 (22)4.9.5设备T5 LIC-503(A)控制系统设计的常规仪表回路图 (22)4.10设备T5 LIC-504(A)控制系统设计 (24)4.10.1测量仪表的选择 (24)4.10.2控制器的选择 (24)4.10.3安全栅的选择 (24)4.10.4执行器的选择 (24)4.10.5设备T5 LIC-504(A)控制系统设计的常规仪表回路图 (25)4.11设备T5 FIC-506(M)控制系统设计 (26)4.11.1测量仪表的选择 (26)4.11.2控制器的选择 (26)4.11.5设备T5 FIC-506(M)控制系统设计的常规仪表回路图 (27)4.12设备T4 FIC-501(M)控制系统设计 (29)4.12.1测量仪表的选择 (29)4.12.2控制器的选择 (29)4.12.3安全栅的选择 (29)4.12.5设备T4 FIC-501(M)控制系统设计的常规仪表回路图 (29)4.13设备T4 FIC-502(M)控制系统设计 (31)4.13.1测量仪表的选择 (31)4.13.2控制器的选择 (31)4.13.3安全栅的选择 (31)4.13.4执行器的选择 (32)4.13.5设备T4 FIC-502(M)控制系统设计的常规仪表回路图 (32)4.14 设备T4 FIC-503(M)控制系统设计 (34)4.14.1测量仪表的选择 (34)4.14.2控制器的选择 (34)4.14.3安全栅的选择 (34)4.14.4执行器的选择 (35)4.14.5设备T4 FIC-503(M)控制系统设计的常规仪表回路图 (35)4.15设备T4 TIC-503(A)和FIC-504(C)串级控制系统设计 (37)4.15.1测量仪表的选择 (37)4.15.2控制器的选择 (37)4.15.3安全栅的选择 (37)4.15.4执行器的选择 (38)4.15.5设备T4 TIC-503(A)和FIC-504(C)串级控制系统设计的常规仪表回路图 (38)4.16设备T4 LIC-505(A)和FIC-505(C)串级控制系统设计 (40)4.16.1测量仪表的选择 (40)4.16.2控制器的选择 (40)4.16.3安全栅的选择 (41)4.16.4执行器的选择 (41)4.16.5设备T4 LIC-505(A)和FIC-505(C)串级控制系统设计的常规仪表回路图 (41)4.17设备F2 FIC-401（M）控制系统设计 (43)4.17.1测量仪表的选择 (43)4.17.2控制器的选择 (43)4.17.3安全栅的选择 (43)4.17.4执行器的选择 (43)4.17.5设备F2 FIC-401（M）控制系统设计的常规仪表回路图 (44)4.18设备F2 FIC-402（M）控制系统设计 (46)4.18.1测量仪表的选择 (46)4.18.2控制器的选择 (46)4.18.3安全栅的选择 (46)4.18.4执行器的选择 (47)4.18.5设备F2 FIC-402（M）控制系统设计的常规仪表回路图 (47)4.19设备F2 FIC-403（M）控制系统设计 (49)4.19.3安全栅的选择 (49)4.19.4执行器的选择 (49)4.19.5设备F2 FIC-403（M）控制系统设计的常规仪表回路图 (49)4.20设备F2 FIC-404（M）控制系统设计 (51)4.20.1测量仪表的选择 (51)4.20.2控制器的选择 (51)4.20.3安全栅的选择 (51)4.20.4执行器的选择 (51)4.20.5设备F2 FIC-404（M）控制系统设计的常规仪表回路图 (52)4.21设备F2 PIC-401（M）控制系统设计 (54)4.21.1测量仪表的选择 (54)4.21.2控制器的选择 (54)4.21.3安全栅的选择 (54)4.21.4执行器的选择 (55)4.21.5设备F2 PIC-401（M）控制系统设计的常规仪表回路图 (55)4.22设备F2 TIC-402（A）和TIC-401(C)串级控制系统设计 (57)4.22.1测量仪表的选择 (57)4.22.2控制器的选择 (57)4.22.3执行器的选择 (57)4.22.4执行器的选择 (57)4.22.5设备F2 TIC-402（A）和TIC-401(C)串级控制系统设计的常规仪表回路图 (57)结论 (59)参考文献 (60)致谢 (61)摘要本设计针对常减压装置减压塔工段自动控制工程设计。
催化裂化(FCC)装置能量优化途径和方法
[摘要] 介绍催化裂化装置(FCC)能量优化特点、优化思路、优化方法。
一、催化裂化装置特点；
二、催化裂化装置节能优化；
一、 催化裂化装置特点
催化裂化装置(FCC)是炼厂内最重要二次加工装置之一，它的工艺过程特点决定了过程用能特点。
催化剂再生烧焦产生的热量在反应器和再生器之间的热传递是其用能的最大特点，这也决定了该装置能效的优化策略和优化节能思路及方法。
催化裂化反应-再生系统（反再系统）传递的热量由焦炭燃烧所产生。
在再生器内产生的热量的60%~70%被催化剂带入到提升反应系统中，其余的热量由燃烧产生的烟气带走。
通过催化剂在再生器与反应器之间的循环，热量就在反再系统中完成转移。
在反应器中，进料与携带热量的再生催化剂混合接触，催化剂携带的热量提供进料升温所需的显热、进料汽化热、反应热和其他用能及反应器的热损失。
反应产生的流出物在提升管末端实现与催化剂分离，产生的流出气体物流以过热的气相状态进入分馏系统，同时带入了大量由烧焦提供的能量进入分。
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。
文献综述催化裂化是重质油在酸性催化剂存在下，在五百摄氏度左右、一万到三万帕下发生以裂化反应为主的一系列化学反应，生产轻质油、气体和焦炭的过程。
由于催化裂化投资和操作费用低、原料适应性强、转化率高，自1942年第一套工业化流化催化裂化装置运转以来，它已发展成为炼油厂中的核心加工工艺，是重油轻质化的主要手段之一。
催化裂化产品是主要的运输燃料调合组分。
在世界范围内，FCC汽油占总汽油产量的25%～80%，FCC柴油占总柴油量的,10%～30%，而且是仅次于蒸汽裂解制取丙烯的又一大生产装置。
面对日益严格的环保法规的要求，通过装置改造和与其它上下游工艺结合(如进料加氢，产品后处理等)，催化裂化能以合适的费用生产合适的产品。
即使从更长远的目标看，催化裂化装置所产汽油经加氢饱和后也应能成为燃料电池的一种燃料组分【1】。
催化裂化的原料和产品【2】一原料催化裂化的原料范围广泛，可分为馏分油和渣油两大类。
馏分油主要是直馏减压馏分油，也包括少量的二次加工重馏分油如焦化蜡油、脱沥青油等；渣油主要是减压渣油、加氢处理渣油等。
渣油都是以一定的比例掺入到减压馏分油中进行加工，其掺入的比例主要受制于原料的金属含量和残炭值。
对于一些金属含量很低的石蜡基原油也可以直接用常压重油作为原料。
当减压馏分油中掺入渣油时则通称为重油催化裂化，1995年之后我国新建的装置均为掺炼渣油RFCC【2】。
二产品催化裂化的产品包括气体、液体和焦炭。
其中气体主要是干气和液化气。
液体产物分为：汽油、柴油、重柴油（回炼油）和油浆。
中国石油石油化工研究院开发的国Ⅳ汽油生产技术集成催化剂、催化剂级配、工艺及开工操作等多项核心技术，有效破解了高烯烃含量的催化汽油脱硫和辛烷值降低的技术难题，形成了具有自主知识产权的满足国Ⅳ标准的催化裂化汽油加氢改质技术。
该技术作为中国石油具有自主知识产权的清洁汽油生产技术，填补了中国石油生产国Ⅳ清洁汽油的技术空白，可为企业汽油质量升级提供自主技术支持，具有巨大的社会效益和经济效益，工业应用前景广阔【7】。
催化裂化操作规程催化车间第一章 装置概况第一节 概况一、本装置设计能力为41014 吨/年（年开工时为8000小时），由反应、分馏、吸收稳定、主风机、气压机等部分组成。
原料由大庆管道原油的常压渣油、通过催化裂化，生产93#汽油，轻柴油、液化汽等目的产品。
二、本装置工艺和设备的主要特点1、两器采用同轴式组合，具有操作弹性大、两端再生。
再生催化剂含碳低。
2、 抗金属污染好、生氢及生焦率较低轻质油收率较高，气体收率较低的系统列分子筛催化剂（具体使用的催化剂类型，根据生产需要选择）。
3、为降低装置能耗采用内取热器，回收才生余热付产蒸汽。
4、由于设计原料为大庆管道原油的常压渣油，其残炭和胶质的含量较高，所以裂化后的油浆比重较大，故在生产采用油浆，不回炼或部分回炼的方案以维持再生器的热量平衡和分馏塔底油浆的比重不超标准。
5、由于同常减压装置可以联合操作，以常压热渣油为原料，所以在开工后可以甩掉加热炉。
6、吸收稳定系统采用双塔流程。
第二节设计数据一、原料性质二、汽油馏分性质三、轻柴油馏分性质四、装置物料平衡表五、反应再生部分工艺计算汇总六、装置能耗汇总表设计进料量70000吨/年装置组成：反应再生部分，分馏部分，吸收稳定部分，碱洗部分第三节装置流程简介一、反应再生部分原料油自罐区的原料罐来经泵（P201/1.2）加压后送到至原料一—轻柴油换热器（E205/1.），再进入原料—油浆换热器（E201/1.2.）换热后，进入闪蒸罐（V203/1），经过加热炉后的原料沿管排进入闪蒸（V203/1），进入闪蒸罐内的原料汽相沿顶部汽返线进入分馏塔（T201）第二层塔盘上部，液相自罐底部抽经泵（P201/2.3）加压后进入提升管反应器。
回炼油自分馏塔第一层塔盘自流入回炼油罐（V202），经回炼油泵（P206/1.2）加压后，送到提升管反应器下部与分馏塔底油浆经泵（P207/1.2）加压后送至提升管下部的回炼油浆混合一并进入提升管反应器（R101）。
常减压与催化裂化装置控制任务目录1. 500万吨/年常减压装置总流程描述 (1)1.1工艺流程详细描述 (1)1.1.1常压部分 (1)1.1.2减压部分 (3)1.1.3轻烃回收 (4)1.1.4气体吸收部分 (4)1.2原油性质 (4)1.3装置物料平衡表 (6)2. 常减压装置初馏塔部分控制任务 (7)2.1初馏塔介绍 (7)2.2初馏塔控制要求 (8)2.2.1 控制原则 (8)2.2.2 控制难点 (8)2.2.3 主要控制参数 (8)2.3初馏塔建模与仿真 (9)2.3.1 建模要求 (9)2.3.2 仿真要求 (9)2.3.3 参考模型 (9)3.常减压装置常压炉部分控制任务 (11)3.1常压炉介绍 (11)3.2常压炉控制要求 (12)3.2.1 控制原则 (12)3.2.2 控制难点 (12)3.2.3 主要控制参数 (12)3.3常压炉建模与仿真 (13)3.3.1 建模要求 (13)3.3.2 仿真要求 (13)4. 催化裂化反应-再生部分控制任务 (14)4.1流程描述 (14)4.2控制要求 (15)4.3建模与仿真 (17)3.3.1 仿真要求 (17)3.3.2 参考模型 (17)1. 500万吨/年常减压装置总流程描述1.1工艺流程详细描述常减压装置在炼油厂中具有非常重要的作用，是企业盈亏的关键。
炼油厂常减压装置是利用石油组分不同的沸点，通过蒸馏，将比重不同的组分进行分离的装置，得到汽油、煤油、柴油等石油产品。
常减压装置油品的轻油收率、总拔出率及能耗指标是装置经济效益的标志性指标。
常减压装置主要由换热、初馏、电脱盐、常压炉、减压炉、抽真空系统、液环增压泵组、空气预热及瓦斯分液系统、轻烃回收系统、轴封、冲洗油系统、火炬分液罐系统等部分组成，如图1-1所示。
主要产品有液化气，乙烯料、重整料、液态烃、航煤(常一线)、轻柴油(常二线)、加氢裂化料(常三线、减顶、减一线、减二线、减三线)、催化裂化料(减三线)、石脑油、氧化沥青溶剂脱沥青料及燃料油组分(减底)。
图1-1 常减压装置流程总貌图1.1.1常压部分原油自罐区来经原油泵升压后均分2路。
第一路原油依次经E101A-D、E103 A,B、E104、E105和E106与热源进行换热到134 ℃；第二路原油依次经E102A-D、E 107A, B、E 108 A, B、E109A, B与热源进行换热到136 ℃。
上述两路混合后进电脱盐部分进行脱盐脱水，原油经电脱盐后均分两路，第一路脱后原油依次经E110A-D、E111、E112A-D、E113A-D、E114、E115A，B与热源进行换热到243℃。
第二路脱后原油依次经E116、E117A，B、E118、E119A-C、E120A-D、E121A-B、E122A-B与热源换热到243℃。
上述两路脱后原油合并进T101。
T101(初馏塔)塔顶油气经E101A-D, A101A, B换热及冷凝冷却至61℃进入V102(初顶产品及回流罐)进行油水分离。
分离出的含油含硫污水经P123A,B(初顶排水泵)送往酸性水汽提装置；分离出的初顶油经P 102A, B(初项产品及回流油泵)抽出后分为两部分，一部分返回塔顶作为回流;另一部分与常顶二级油一起送至轻烃回收系统。
分离出的气体(初顶不凝气)，与常顶不凝气及减顶不凝气合并经P-133A/B(液环增压泵)增压后送焦化装置。
初底油由P103A/B(初底油泵)抽出均分两路与热源换热。
第一路初底油依次经E123A，B、E124和E125A-D换热到约296℃。
第二路初底油依次经E126、E127A-D换热到约296℃。
上述两路初底油合并后约296 ℃进入F101(常压炉)，加热到约363℃后进入T102（常压塔）。
T102塔顶油气经E102A-D, A102A-D(常顶一级空冷器)换热及冷凝冷却到100℃后进入V103(常顶回流罐)进行气液分离。
分离出的常顶油经P 107A/B(常顶回流泵)抽出，一部分作为常顶回流，另一部分经A-104A，B（石脑油空冷器），E-132（石脑油冷却器）后作为常顶级石脑油再分两路，一路出装置，一路经冷却后进吸收塔。
分离出的含油含硫污水经泵P 124A, B(常顶一级排水泵)送往酸性水汽提装置。
分离出的油气，依次经A103A-D(常顶二级空冷器)、E131(常顶油气冷却器)冷凝冷却后，进V-104(常顶产品罐)进行油水分离。
分出的油经P-108A/B(常顶产品泵)抽出后送到轻烃部分的原料缓冲罐。
分离出的含油含硫污水经泵P125A/B(常顶二级排水泵)送往酸性水汽提装置。
分离出的油气，经升压泵P-133A/B送到焦化装置。
常一线油从T102第13层或第15层塔板自流进入T103(常压汽提塔)上段，采用0.3MPa过热蒸汽进行汽提。
常一线油气返回常压塔，常一线油由P109A/B(常一线油泵)抽出，经E208(脱乙烷塔底重沸器)、E108 A,B和E206 (脱乙烷塔进料加热器)及E147（常一线-热水换热器）换热和冷却至110℃送到加氢装置。
加氢装置暂时不开时，经A105A, B(常一线空冷器)冷至50℃送罐区。
常二线油从T102第25层或第27层塔板自流进入T103中段，采用0.3MPa过热蒸汽进行汽提，常二线油气返回常压塔，汽提后的常二线油由P110A/B(常二线油泵)抽出，经E 111、E 107A, B、换热和冷却至110℃送到加氢装置。
加氢装置暂时不开时，经A106A,B(常二线空冷器)冷却至50℃送到罐区。
常三线油从T102第37层或39层塔板自流进入T103下段，采用0.3MPa过热蒸汽进行汽提(根据情况决定是否开)，常三线油气返回常压塔，汽提后的常三线油由P111A/B(常三线油泵)抽出，经E124、E121A，B、E118和E 103A, B换热和冷却至110℃送到加氢装置。
加氢装置暂时不开时，经A 107A, B(常三线空冷器)冷却至50℃送到罐区。
常顶循油由泵P104A/B(常顶循泵)自T102第3层塔盘抽出，经E110 A-D换热后返回第1层塔盘上。
常一中油由泵P 105A/B(常一中油泵)自T102第19层塔盘抽出经E119A-C, E106换热后返回第17层塔盘上。
常二中油由泵P 106A/B(常二中油泵)自T102第31层塔盘抽出，经E122、E204、E130换热后返回第29层塔盘上。
常压塔底油由泵P112A/B ('常底油泵)抽出送F102(减压炉)升温到约394℃后进入减压塔。
1.1.2减压部分减顶油气依次经EJ101A,B(增压器)，E144 A-D(减顶增压冷凝器)增压冷却后进行气液分离，液相(油和水)经大气腿进入V105(减顶一级油分水罐)，未凝气体经EJ 102A, B(一级抽空器)、E145 A,B(减顶一级抽空冷凝器)增压冷却后再进行气液分离，液相(油和水)经大气腿进入V105，未凝气体有两个工艺流程：一个为“蒸汽抽真空流程”，即未凝油气经EJ103A,B(减顶二级抽空器)、E146 A,B(减顶二级抽空冷凝器)进行增压和分离，液相(油和水)经大气腿进入V106(减顶油水二级分离罐)，不凝气经V121(减顶气液封罐)，V122(减顶气分液罐)与初常顶不凝气一起经V117(增压泵入口分液罐)及增压泵增压后送到焦化装置。
另一个为“机械抽真空流程”，即未凝油气经P127(液环泵)进一步增压，增压后的气、油、水的混合物在V106(减顶油水二级分离罐)中分离，不凝气经V121(减顶气液封罐)、V122(减顶气分液罐)与初常顶不凝气一起经V117(增压泵入口分液罐)及增压泵增压后送到焦化装置。
正常情况下，采用“机械抽真空流程”。
当液环泵不能正常工作时，采用蒸汽抽真空流程。
V105中的油经泵P-113A/B(减顶一级油泵)抽出与常三线合并后送出装置，V105中的水经泵P 126A/B(减顶排水泵)抽出与初常顶的排水一起送出装置。
V106中的油经P119A/B(减顶二级油泵)抽出与常三线合并后送出装置，V106中的水由泵P128A/B(液环泵供水泵)抽出经E148(液环泵入口冷却器)冷却后送到循环回液环式真空泵P127。
V106中剩余的水流到V105中。
V105中的减顶污水，经P126A/B(减顶排水泵)抽出分两路，一路与初常顶排水一起送出装置，一路通过V122-V121-V 105进行循环，来保持密封液的液位和液体更新，同时防止这些罐结垢。
减一线及一中油由泵P 114A/B(减一线及一中油泵)抽出分两路，一路作为塔的内回流返塔，另一路经E134(减一线及一中热水换热器)与热水换热到110℃分两路，一路经A108A-D(减一中及一线空冷器)、E135(减一中冷却器)冷却到50℃后返塔顶，另一路为减一线产品(柴油)与常三线油合并出装置。
到罐区时则经A-109冷却至50℃去灌区。
减二线及二中油经泵P115A/B(减二线及一中油泵)升压后依次经E112A-D和E109 A,B与冷源换热到167℃分两路，一路作为回流返回减压塔；另一路经E104换热到135℃与减三线(热蜡油)混合作为热蜡油出装置。
当减二线到罐区时则经E-136A, B(减二线一热水换热器)冷却后与减三线(90℃)一起出装置。
减三线及三中油经泵P116A/B(减三线及三中油泵)升压后分两路，一路作为内回流返回减压塔，另一路依次经E127A-D, E123 A/B, E114和E120 A-D换热到216℃后分两路，一路作为回流返回减压塔，另一路经E116、E133与冷源换热到135℃作为热蜡油与减二线热蜡油合并一起出装置。
当减三线到罐区时则经E137A,B(减三线一热水换热器)冷却到冷蜡油90℃与减二线冷蜡油合并一起出装置。
减四线油由泵P117A/B抽出，一部分返回减压塔底，另一部分与减压渣油合并后进行换热和冷却，亦可送到减压炉前与常底油一起进减压炉。
减压渣油由P118A/B(减压渣油泵)抽出后与减四线油合并，依次经E-125 A-D、E-126、E-115 A,B、E-113 A-D、E-117 A,B和E-105换热到160 ℃送焦化装置;当焦化装置暂时不要时，则经E138A-D(减压渣油冷却器)冷却到90℃送到罐区。
1.1.3轻烃回收初顶油、常顶二级油和富吸收油进入V201(脱丁烷塔进料罐)缓冲后由P202A1B(脱丁烷塔进料泵)抽出，经E202A, B(脱丁烷塔进料换热器)与热源进行换热，换热后至T202(脱丁烷塔)。
T202塔顶油气经A201 A-D(脱丁烷塔顶空冷器)和E203A，B(脱丁烷塔顶冷凝器)冷凝冷却到42℃后进入V202(脱丁烷塔顶回流罐)进行气液分离，一部分液体经P203A/B(脱丁烷塔顶回流泵)抽出后返回塔顶作为回流。
