蜡油加氢装置简介备课讲稿
石总加氢学习班讲稿--蜡油加氢.
操作条件 压力，巴 温度，℃ 空速，时 氢油比，标米 3/m3 催化剂
中型
前 HCGO＋VGO
AKZO 公司
剂藏量 245
吨的工业
装置
后
前
后
HVGO＋（20－35％）HCGO
0.9478 1.21 3718 64
13.3 9.7 5.2 3.6 0.9 2.6 2.5 8.0 100.0
19.1 8.5 3.5 1.4 0.3 1.1 1.2 1.6 100.0
14.4 11.8 4.9 1.7 0.2 0.3 1.8 4.9 100.0
17.3 7.5 2.2 0.3 0.1 0.6 1.4 0.5 100.0
FCC进料中Nb↑100ppm 转化率↓1个百分点 汽油溴价↑2～3个单位
2.蜡油加氢处理工艺研究
气
加
氢
分
汽油
处
馏
柴油
理
FCC 装 置
图3 蜡油加氢处理－FCC组合工艺示意图
表5 FCC进料性质
进料
密度（20℃） g/cm3
残炭
m％
S
m％
N
m％
馏程
℃
10％
95％
* PH6.4MPa 1.0h-1 RN剂
S
ppm
811
515
5921
4825
N
ppm
83
7
747
639
Nb
ppm
76
58
137
98
RON
90.0
89.2
汽油加氢装置原理简介讲课文档
汽油加氢装置
溶剂再生塔顶解吸出来的H2S和水经过再生塔顶冷凝器（E-9304）冷却至 42℃，进入再生塔顶回流罐（D-9306）。回流罐（D-9306）的气相经过压力控制阀 送出装置，液相做为塔顶回流，用再生塔回流泵（P-9304A/B）送入再生塔顶。再 生塔底出来的溶液称为贫液，用再生塔底泵（P-9305A/B）升压，与再生塔的进料富液 在贫富液一次换热器（E-9303）、贫富液二次换热器（E-9302A/B）换热后，再用贫液冷却 器（E-9301）冷却到42～43℃，送入溶剂贮罐（D-9302）。贫液从溶剂罐（D-9302） 出来用溶剂循环泵（P-9301A/B）升压，经过流量控制阀进入循环氢脱硫塔（C-9301) 上部，另一部分送至柴油加氢装置、硫磺回收装置和催化裂化富气脱硫装置。吸收 了H2S的富液从循环氢脱硫塔塔底部经富液闪蒸罐（D-9305）去溶剂再生塔(C9302)脱附，溶剂通过吸收和解吸过程达到循环使用。
⑤蒸汽，凝结水系统： 蒸汽至各服务点，至F-9201炉膛吹扫，至各伴热线返凝结水系统。
第十七页，共35页。
汽油加氢装置
第十八页，共35页。
柴油加氢装置
一、装置简介
1 设计能力 装置设计规模为30万吨/年，年开工时间为8400小时，运转周期按三年一大修考虑。 装置主要组成分为加氢反应单元、汽提脱硫单元、柴油精制单元和公用工程四个部 分。装置操作弹性为60%-110%。 2 装置特点 本装置由中国石油工程建设公司新疆设计分公司设计，采用中压加氢精制工艺， 催化剂选用中石油研究院开发的PHF-102催化剂，保护剂为PHF-102P-2、PHF-102P-3，反 应部分采用国内成熟的炉前混氢方案，高分部分采用冷高分分离流程，分馏部分采
控制阀降压后，送往富液闪蒸罐（D-9305）。富液在富液闪蒸罐（D-9305）内进
加氢精制工艺技术(讲课稿)
加氢精制工艺技术
FRIPP
优质石脑油主要规格要求
10%,℃ 50%,℃ 90%,℃ 密度(20℃),g/cm3 硫，m% 铅，PPb 砷，PPb 烯烃，v% 赛波特颜色 ≯102 ≯149 ≯189 0.70~0.76 ≯0.03 ≯10 ≯10 1.0 ≮+30
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加氢精制工艺技术
FRIPP
4、空速：空速提高，反应深度降低。
半再生：2.0~5.0h-1 连续重整：4.0~8.0h-1
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加氢精制工艺技术
FRIPP
重整原料油加氢精制
预加氢技术发展及目前技术水平
1、多采用低压预加氢技术 不设增压机，氢气一次通过。
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加氢精制工艺技术
FRIPP
几种直馏石脑油加氢精制典型数据
原料油名称 氢压,Mpa 温度,℃ 体积空速,h-1 氢油体积比 油品名称 馏程范围,℃ 硫，PPm 氮，PPm 进料 78～156 148 1.0 <0.5 <0.5 大庆直馏油 1.5 280 12.0 100 精制油 进料 45～171 120 1.4 <0.5 <0.5
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加氢精制工艺技术
FRIPP
开发加氢精制工艺技术重要性 清洁燃料生产的需要 国家环保局要求
世界各国环保要求更加严格
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加氢精制工艺技术
FRIPP
对汽油要求
欧Ⅲ汽油 硫 PPm(w) 烯烃 v% 2005 年 ≯500 7月1日 ≯18 芳烃 v% ≯42
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加氢精制工艺技术
FRIPP
对柴油要求
车用柴油： 柴油硫含量≯0.05%，十六烷值≮45 欧Ⅲ柴油： 柴油硫含量≯0.035%，十六烷值≮51
加氢裂化装置概述
加氢裂化装置概述第一节装置概况海南炼油化工有限公司120×104 t/a加氢裂化装置采用FRIPP研制的FF-20和FC-14双剂串联尾油全循环的加氢裂化工艺，由某工程建设公司（SEI）进行项目总承包。
加工原料油为阿曼原油和文昌原油4：1的混合原油的减一线、减二线和减三线混合蜡油。
所需氢气来自全厂氢气管网和渣油加氢装置PSA部分。
1、装置规模本装置设计规模为120×104t/a，年开工时数为8400小时（即年满负荷生产350天）。
2、装置组成装置由反应（包括新氢、循环氢压缩机和循环氢脱硫）、分馏和吸收稳定等部分组成，此外还包括系统热工除氧部分。
反应部分：原料油通过加氢裂化反应转化为液态烃、轻石脑油、重石脑油、柴油等产品。
由原料预处理、加氢精制反应器、加氢裂化反应器、反应进料加热炉、新氢压缩机、循氢压缩机、余热锅炉等系统组成。
分馏部分：将反应部分来的生成油分馏为气体、液化石油气、轻石脑油、重石脑油、柴油及尾油（未转化油）等产品。
由脱硫化氢塔、产品分馏塔、柴油汽提塔、石脑油分馏塔、吸收脱吸塔和石脑油稳定塔等组成。
3、装置技术特点本装置采用双剂串联尾油全循环的加氢裂化工艺。
反应部分采用国内成熟的炉前混氢方案；分馏部分采用脱硫化氢塔＋常压塔出柴油方案，采用分馏进料加热炉；吸收稳定部分采用重石脑油作吸收剂的方案；循环氢脱硫部分采用MDEA作脱硫剂的方案；催化剂的硫化采用干法硫化；催化剂的钝化采用低氮油注氨的钝化方案；催化剂再生采用器外再生方案。
4、装置主要设备本装置共有设备约166台（套），其中：反应器2台加热炉3座塔器7台容器23台换热器24台空冷器34片压缩机4台泵38台过滤器1套其它小型设备30台装置主要设备一览表见规程后附表。
5、装置占地加氢裂化装置的总面积为11016.75m2。
装置内除生产设备外，还设有高、低压配电室。
DCS、ITCC 和SIS机柜室与渣油加氢装置共用。
第二节原料和产品一、原料加工的原料油为阿曼油和文昌油4：1的混合原油的减一线（355～390℃）、减二线（390～440℃）和减三线（440～520℃）混合而成。
290万加氢裂化装置简介PPT课件
，操作岗位定员36人
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中国石油华北石化公司
二、原料及主要产品性质
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中国石油华北石化公司
装置原料
• 原料油：1#和2#常减压装置的直馏热蜡油以及罐 区来冷蜡油
设计冷热进料比为2：8
• 新氢：制氢装置来纯度99.9%（V）新氢
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中国石油华北石化公司
装置产品
• 轻石脑油：至罐区作汽油调合组分 • 重石脑油：至连续重整装置作原料 • 航煤：产品送至罐区 • 精制柴油：至罐区作柴油产品调合组份 • 未转化油：至重油催化裂化装置作为原料 • 低分气：和柴油加氢精制装置、渣油加氢脱硫装
置来的低分气一起脱硫后去PSA装置进行氢气提 浓 • 含硫干气及汽提塔顶液：送至轻烃回收装置统一 处理
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中国石油华北石化公司
原料油性质
原料名称 密度(20℃)，kg/m3
硫,wt% 氮, g/g 残炭，wt% 氯， g/g Ni+V, g/g Na， g/g Fe, g/g Cu+Pb+Ca+Mg, g/g
馏程(ASTM-D1160),℃ IBP/5% 10%/30% 50%/70% 90%/95%
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中国石油华北石化公司
装置概述
• 设计规模：290×104t/a
• 实际加工量：276.67×104t/a
• 操作弹性：60%～110%
• 年开工时数：8400小时
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中国石油华北石化公司
装置组成
• 反应部分（包括新氢压缩机、循环氢压缩 机和循环氢脱硫设施）
• 分馏部分
• 公用工程部分
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中国石油华北石化公司
蜡油加氢装置简介
100万吨/年蜡油加氢装置装置简介中国石化股份有限公司上海高桥分公司炼油事业部2007年3月编制：何文全审核：严俊校对：周新娣目录第一章工艺简介一、概述中国石化股份有限公司上海高桥分公司炼油事业部是具有五十多年历史的加工低硫石蜡基中质原油的燃料——润滑油型炼油企业，根据中国石化股份有限公司原油油种变化和适应市场发展的需求，上海高桥分公司到2007年以后除了加工大庆原油、海洋原油等低硫原油外，将主要加工含硫2.0%左右的含硫含酸进口原油。
由于常减压生产的减压蜡油和延迟焦化装置生产的焦化蜡油中含有较多的不饱和烃及硫、氮等有害的非烃化合物，这些产品无法达到催化裂化装置的要求。
为了使二次加工的蜡油达到催化裂化装置的要求，必须对焦化蜡油和减压蜡油进行加氢精制，因此上海高桥分公司炼油事业部进行原油适应性改造时，将原100万吨／年柴油加氢精制装置改造为100万吨/年蜡油加氢装置。
本装置的建设主要是为了催化裂化装置降低原料的硫含量和酸度服务。
本装置由中国石化集团上海工程有限公司设计，基础设计于2005年6月份完成，2005年8月份进行了基础设计审查，工程建设总投资2638.73万元，其中工程费用2448.74万元。
2006年7月降蜡油含硫量由原设计2.44％提高至3.28％，工程建设总概算增加820.8万元。
二、装置概况及特点1.装置规模及组成蜡油加氢精制装置技术改造原料处理能力为100万吨/年，年开工时数8400小时。
本装置为连续生产过程。
主要产品为蜡油、柴油、汽油。
本装置由反应部分、循环氢脱硫部分、氢压机部分（包括新氢压缩机、循氢压缩机）、加热炉部分及公用工程部分等组成。
2.生产方案混合原料经过滤后进入缓冲罐，用泵升压，经换热、混氢，再经换热进入加热炉，加热至350℃后进反应器进行加氢，反应产物经换热后进热高分进行气液分离，气相进一步冷却，进冷高分进行气液分离，气相进新增的循环氢脱硫塔脱硫后作为循环氢与新氢混合，组成混合氢循环使用；液相减压后至热低分，热低分的液相至催化裂化装置。
石蜡加氢精制装置简介和重点部位及设备
石蜡加氢精制装置简介和重点部位及设备一、装置简介(一)装置发展及类型1．装置发展石蜡精制工艺有白土精制、渗透精制、硫酸精制和加氢精制四种类型，其中白土精制和渗透精制都不容易脱净蜡中的稠环芳烃，难以生产对于纯度要求很高的食品工业用蜡：而硫酸精制方法的主要缺点是产品产率低，劳动条件恶劣，有大量的废渣产生，污染环境。
无论在生产成本上，产品产率和质量及环境保护上，石蜡加氢精制均比其他精制工艺有明显的优越性。
因此，在国外主要炼油厂中，石蜡加氢精制己逐步代替其他精制工艺。
1957年加拿大萨尼亚炼油厂首先宣布用钼钻铝催化剂加氢精制生产白石蜡，由于该工艺对蜡中稠环芳烃组分有很好的加氢转化能力，容易制取食品级纯度商品蜡而进一步为人们重视；其后催化重整工艺的兴起，为炼油厂提供了廉价的氢气来源，尤为石蜡加氢精制装置的建设创造了有利条件。
1962年一套处理量为1．5X104t／a、10．OMPa的石蜡和凡士林加氢精制装置在西德汉堡建成。
1963年美国大西洋公司费城炼油厂建成日处理量300t ／a的石蜡加氢精制装置，代替原来的石蜡硫酸和渗透精制工艺。
我国从20世纪70年代初正式开始研究石蜡加氢精制催化剂和工艺，1979年11月大庆石化总厂首次采用5053催化剂进行处理量6X104t／a的低压石蜡加氢装置开工投产。
1981年10月石油工业部对481—2B催化剂及中压石蜡加氢精制工艺组织技术鉴定，本工艺先后在东方红炼油厂(现中石化燕山分公司炼油厂)、抚顺石油一厂、荆门炼油厂、大连石油七厂、茂名炼油厂实现工业化。
1983年11月第一套采用石蜡加氢专用催化剂处理量为6X104t／a的石蜡加氢装置在东方红炼油厂投产，1984年另两套石蜡加氢装置在抚顺石油一厂和荆门炼油厂投产，1986年又两套石蜡加氢装置在大连石油七厂和茂名炼油厂相继投产。
2．装置的主要类型20世纪60年代以来国外陆续发展的蜡加氢精制工艺有十多种，可归纳为五种类型见表2—85。
蜡油加氢装置简介
100万吨/年蜡油加氢装置装置简介中国石化股份有限公司上海高桥分公司炼油事业部2007年3月编制：何文全审核：严俊校对：周新娣目录第一章工艺简介 (1)一、概述 (1)二、装置概况及特点 (1)三、原材料及产品性质 (2)四、生产工序 (4)五、装置的生产原理 (5)六、工艺流程说明 (5)七、加工方案 (6)八、自动控制部分 (10)九、装置内外关系 (11)第二章设备简介 (13)一、加热炉 (13)二、氢压机 (13)三、非定型设备 (13)四、设备一览表 (15)五、设备简图 (20)第一章工艺简介一、概述中国石化股份有限公司上海高桥分公司炼油事业部是具有五十多年历史的加工低硫石蜡基中质原油的燃料——润滑油型炼油企业，根据中国石化股份有限公司原油油种变化和适应市场发展的需求，上海高桥分公司到2007年以后除了加工大庆原油、海洋原油等低硫原油外，将主要加工含硫2.0%左右的含硫含酸进口原油。
由于常减压生产的减压蜡油和延迟焦化装置生产的焦化蜡油中含有较多的不饱和烃及硫、氮等有害的非烃化合物，这些产品无法达到催化裂化装置的要求。
为了使二次加工的蜡油达到催化裂化装置的要求，必须对焦化蜡油和减压蜡油进行加氢精制，因此上海高桥分公司炼油事业部进行原油适应性改造时，将原100万吨／年柴油加氢精制装置改造为100万吨/年蜡油加氢装置。
本装置的建设主要是为了催化裂化装置降低原料的硫含量和酸度服务。
本装置由中国石化集团上海工程有限公司设计，基础设计于2005年6月份完成，2005年8月份进行了基础设计审查，工程建设总投资2638.73万元，其中工程费用2448.74万元。
2006年7月降蜡油含硫量由原设计2.44％提高至3.28％，工程建设总概算增加820.8万元。
二、装置概况及特点1.装置规模及组成蜡油加氢精制装置技术改造原料处理能力为100万吨/年，年开工时数8400小时。
本装置为连续生产过程。
主要产品为蜡油、柴油、汽油。
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蜡油加氢装置简介100万吨/年蜡油加氢装置装置简介中国石化股份有限公司上海高桥分公司炼油事业部2007年3月编制：何文全审核：严俊校对：周新娣目录第一章工艺简介 (1)一、概述 (1)二、装置概况及特点 (1)三、原材料及产品性质 (2)四、生产工序 (4)五、装置的生产原理 (5)六、工艺流程说明 (5)七、加工方案 (6)八、自动控制部分 (10)九、装置内外关系 (11)第二章设备简介 (14)一、加热炉 (14)二、氢压机 (14)三、非定型设备 (14)四、设备一览表 (16)五、设备简图 (21)第一章工艺简介一、概述中国石化股份有限公司上海高桥分公司炼油事业部是具有五十多年历史的加工低硫石蜡基中质原油的燃料——润滑油型炼油企业，根据中国石化股份有限公司原油油种变化和适应市场发展的需求，上海高桥分公司到2007年以后除了加工大庆原油、海洋原油等低硫原油外，将主要加工含硫2.0%左右的含硫含酸进口原油。
由于常减压生产的减压蜡油和延迟焦化装置生产的焦化蜡油中含有较多的不饱和烃及硫、氮等有害的非烃化合物，这些产品无法达到催化裂化装置的要求。
为了使二次加工的蜡油达到催化裂化装置的要求，必须对焦化蜡油和减压蜡油进行加氢精制，因此上海高桥分公司炼油事业部进行原油适应性改造时，将原100万吨／年柴油加氢精制装置改造为100万吨/年蜡油加氢装置。
本装置的建设主要是为了催化裂化装置降低原料的硫含量和酸度服务。
本装置由中国石化集团上海工程有限公司设计，基础设计于2005年6月份完成，2005年8月份进行了基础设计审查，工程建设总投资2638.73万元，其中工程费用2448.74万元。
2006年7月降蜡油含硫量由原设计2.44％提高至3.28％，工程建设总概算增加820.8万元。
二、装置概况及特点1.装置规模及组成蜡油加氢精制装置技术改造原料处理能力为100万吨/年，年开工时数8400小时。
本装置为连续生产过程。
主要产品为蜡油、柴油、汽油。
本装置由反应部分、循环氢脱硫部分、氢压机部分（包括新氢压缩机、循氢压缩机）、加热炉部分及公用工程部分等组成。
2.生产方案混合原料经过滤后进入缓冲罐，用泵升压，经换热、混氢，再经换热进入加热炉，加热至350℃后进反应器进行加氢，反应产物经换热后进热高分进行气液分离，气相进一步冷却，进冷高分进行气液分离，气相进新增的循环氢脱硫塔脱硫后作为循环氢与新氢混合，组成混合氢循环使用；液相减压后至热低分，热低分的液相至催化裂化装置。
热低分气相经冷凝冷却至冷低分，冷低分的液相至汽柴油加氢装置。
3.装置平面布置在总体布置，节约用地的基础上，根据生产流程、防火、防爆、安全、卫生、环境保护、施工、检修等要求，结合场地自然条件，紧凑、合理地布置。
力求工艺流程合理，物料流线短，并充分依托、利用现有设施和资源，节约建设投资，同时满足生产、操作、节能、有利管理的要求。
本装置建东有#3常减压蒸馏装置，建南是常减压装置的原料罐区，建西是延迟焦化装置，建北与催化重整装置组成联合装置，加热炉、氢压机、控制室等集中布置，功能分区，保留6米宽的消防、检修通道，达到节约用地、节能、安全、紧凑的要求。
防火间距符合规范。
4.工艺技术特点⑴为避免原料油与空气接触氧化产生聚合物，减轻高温部位的结焦，故在原料油缓冲罐的罐顶采用了燃料气保护。
⑵原料油经预热后与氢气在换热器前混合，这样可提高换热器的换热效率，减少进料加热炉炉管结焦。
⑶在热高分顶出口空冷器上游设置注水设施，避免铵盐析出堵塞管线和设备。
⑷循环氢系统增加脱硫塔，进行脱除硫化氢。
⑸在反应部分的流程设计中，考虑了催化剂预硫化设施。
预硫化采用液相预硫化方法，预硫化油为直馏煤油，硫化剂为二甲基二硫。
催化剂再生按器外再生考虑。
⑹分馏部分采用单塔汽提流程，即从反应油气中分离出来的液相反应生成油先进入脱硫化氢塔，用过热蒸汽汽提方法将硫化氢脱除，然后至催化装置热进料或者冷却后去罐区。
脱硫化氢塔脱除的含硫化氢干气自压至制氢装置或干气脱硫装置。
⑺本装置的最主要工艺特点就是采用了热高分流程。
热高分流程能充分地利用热能，降低能耗，它主要是将反应生成物经热高压分离器及热低压分离器分离后，大部分的液相物料不必经过冷却后再换热的过程，而直接由分离器压至分馏部分，这样使热量得到了最有效的利用。
三、原材料及产品性质1.原料本装置的原料为焦化蜡油和减压蜡油的混合原料。
表2 混合原料油的主要性质（设计值）本装置的补充氢由80万吨/年连续重整装置提供，其组成详见表32. 产品本装置的主要产品为汽油、柴油和蜡油。
3. 辅助材料性质⑴催化剂及保护剂的物化性质⑵二甲基二硫市售工业标准⑶苯甲酸胺市售工业标准⑷直馏煤油四、生产工序本装置的生产工序分为反应、分离和循环氢脱硫三部分。
1.反应工序混合原料自装置外来，在原料油缓冲罐液面控制下，通过原料油过滤器进入原料缓冲罐。
自原料缓冲罐出来的原料油经原料泵升压后，在流量控制下，经换热器换热后与混合氢混合，经反应流出物／混合进料换热器换热后进入反应进料加热炉加热至反应所需温度后进入加氢精制反应器，在反应器内进行加氢反应，主要是脱除其中的有机硫、氮、氧化物，以及烯烃饱和，以提高汽柴油的质量。
反应产物进入产物分离器，经气液相分离，气相经氢气循环机作为循环氢，液相则进入分馏系统。
2.分离工序分离工序是将加氢反应后的生成油中的H2S、NH3、H2O脱除，以保证产品中杂质含量合格。
反应生成油（柴油蜡油混合组分）从热低分D603进入脱硫化氢塔，塔底用过热蒸汽汽提，以达到脱除杂质的目的。
热低分的汽柴油组分直接进柴油加氢装置。
3.循环氢脱硫工序自D-604顶部出来的冷高分气 (循环氢)经脱硫塔前分离器(D-621)分液后进循环氢脱硫塔(C-603)，由溶剂再生装置再生后的贫胺液经贫胺液水冷器(E-611)、贫胺液罐(D-620)、贫胺液泵(P-618/A.B)后进入C-603作为吸收剂吸收循环氢中的硫化氢，通过调节冷却水量控制进C-603的贫胺液与脱硫气体的温差为5℃。
C-603底部的富胺液回加氢裂化胺再生装置再生。
五、装置的生产原理焦化蜡油和减压蜡油在一定的温度、压力下，借助于催化剂进行加氢脱金属、脱硫、脱氮、烯烃和芳烃饱和、部分转化等反应，同时对含硫量较高的循环氢进行脱硫。
从而使精制蜡油符合催化裂化装置进料的要求。
加氢精制经过几十年的发展，工艺技术水平有了很大提高，并趋于成熟。
FF-14催化剂是针对蜡油而开发的加氢精制催化剂，它具有孔结构合理、酸性适中等特点，中型加氢装置评价结果表明：FF-14催化剂在保持高加氢脱氮活性的同时，催化剂的加氢脱硫活性明显高于参比剂，可以提高蜡油加氢精制装置脱硫能力，并且不降低脱氮和芳烃饱和能力。
故本次设计采用FF-14催化剂。
本次蜡油加氢精制装置技术改造，利旧原汽柴油加氢精制装置，工艺流程仍采用热高分流程，新增循环氢脱硫系统，停开分馏塔C602。
六、工艺流程说明温度80℃的减压蜡油和焦化蜡油在罐区用泵送入装置后按一定比例混合，通过原料油过滤器(FL-601/A.B)除去原料中大于25微米的颗粒后，进入原料油缓冲罐(D-601)，该罐顶用燃料气进行气封，以达到隔绝空气、防止油品氧化之目的。
然后用进料泵(P-601/A.B)将混合蜡油从D-601抽出升压后，经原料油/精制蜡油换热器(E-604/A.B)换热后与混合氢混合，该混合进料经反应流出物/混合进料换热器(E-601/A~C)换热后进入反应进料加热炉(F-601)，加热至350︒C(末期375℃)后进入加氢精制反应器(R-601)。
由R-601出来的反应物经E-601/A~C与混合进料换热温度降至220︒C后，进热高压分离器(D-602)。
热高分气体经热高分气/混合氢换热器(E-602)、热高分气空冷器(A-601/A~D)、热高分气冷却器(E-603)冷至45︒C后进入冷高压分离器(D-604) 进行油、气、水三相分离。
为防止热高分气在冷却过程中析出铵盐，堵塞管路和设备，通过除盐水泵(P-602/A~C)抽取除盐水罐(D-611)的除盐水，注入A-601前。
自D-604顶部出来的冷高分气(循环氢)经脱硫塔前分离器(D-621)分液后进循环氢脱硫塔(C-603)，由加氢裂化胺再生装置后的贫胺液经贫胺液水冷器(E-611)、贫胺液罐(D-620)、贫胺液泵(P-618/A.B)后进入C-603作为吸收剂吸收循环氢中的硫化氢，通过调节冷却水量控制进C-603的贫胺液与脱硫气体的温差为5︒C。
C-603底部的富胺液回加氢裂化胺再生装置再生。
脱硫后的循环氢经循环氢压缩机入口分液罐(D-610)分液、循环氢压缩机(K-602)升压后，与来自新氢压缩机(K-601/A.B)出口的新氢混合成为混合氢循环使用。
D-604的油相经液控阀降压后进入冷低压分离器(D-605)。
D-602的热高分油经液控阀降压后，进入热低压分离器(D-603)，D-603气相经热低分气冷却器(E-605)冷却到45︒C后与冷高分油混合进入冷低压分离器(D-605)。
D-603底部的热低分油（精制蜡油）进入脱硫化氢塔，塔底用过热蒸汽汽提，以达到脱除杂质的目的。
C601底油与原料油在E-604/A.B换热至160︒C后作为热出料至催化裂化装置。
停工时精制蜡油通过精制蜡油空冷器A-604/A~D冷却至90︒C去罐区。
D-605的冷低分油（汽柴油），去柴油加氢精制装置。
停工时去罐区。
D-604 、D-605底部排出的含硫污水自压至酸性水处理装置。
D-605顶部的含硫气体，自压至140万吨/年加氢裂化装置脱硫塔。
D-610排放的废氢自压至火炬管网。
压力为1.9～2.0MPa的补充氢由连续重整装置来，经新氢压缩机入口分液罐(D-608)分液后，再经新氢压缩机(K-601/A.B)升压后与K-602出口的循氢混合成为混合氢。
七、加工方案1.物料平衡4.消耗指标5.辅助材料及消耗6.主要操作条件⒎操作条件的影响7.1 加氢反应器影响加氢转化催化剂活性因素甚多，不同使用条件如温度、压力、空速、H2/油，将直接影响原料中有机硫的转化率，故选择合适的操作条件对有机硫加氢转化活性极为重要。
①反应温度有机硫加氢转化反应是放热反应，因此从热力学角度看，降低温度有利于转化反应，温度越低，有机硫的平衡浓度愈低，但因为加氢转化反应的平衡常数较大，因此从提高反应速度着想，反应应在较高温度下进行。
因此操作温度一般为280～370℃。
如400℃就有可能产生聚合结焦副反应(尤其对C7以上重质烃最重要)。
当温度超过430℃时可能发生析炭反应，放出的大量热使催化剂床层飞温，损坏催化剂和设备。
因此，反应温度应严格控制，特别是对含烯烃较多或碳氧化物含量较高的原料，反应起始温度不要控制的过高。