煤焦油加氢工艺流程说明
煤焦油加氢工艺流程说明
工艺流程说明原料预处理75~85℃原料煤焦油由缺罐区进料泵P-201A/B送入离心机S-1101进行三相分离。
脱除的氨水时入氨水罐，经氨水泵P-1107送出装置。
脱除固体颗粒后的煤焦没进入进料缓冲罐V-1101。
缓冲罐V-1101液位与流量调节（FIC-1015）串级控制。
V-1101中原料油通过装置进料泵P-1101A/B，经过换热器E-1101与减压塔中段循环油换热至147℃，再经过进料过滤器S-101A/B过滤掉固体杂质后，经流量调节（FIC-1017）与精制产物E-1303、E-1301，（E-1301设温度记录调节旁路TRC-3008），（E-1301、E-1303设温度记录调节旁路TRC-3003）。
E-1301与E-1303前设过热蒸汽吹扫，（过热蒸汽由流量记录调节FRC-3002控制）换热升温至340℃。
再经减压塔进料加热炉F-1101升温至395℃后进入减压塔T-1101。
T-1101塔顶气体经空冷器A-1101A~D和水冷器E-1103冷凝冷却至45℃，入回流罐V-1102。
减压塔真空由真空泵PK-1101A/B（经压力指示调节PIC-1012）提供。
V-1102中液体由减压塔顶油泵P-1102A/B加压。
一部分（经流量调节FIC-1010）作为回流，返回减压塔顶。
另一部分与热沉降罐V-1103底部污水E-1105A/B、减压塔中段循环油E-1102换热升温至150℃后，送入热沉降罐V-1103沉降脱水后送入加氢精制进料缓冲罐V-1201。
（减压塔顶回流罐液位与流量调节FIC-1012串级控制）。
塔顶回流罐V-1102水包内污水经减压塔水泵P-1105A/B 加压后与塔顶油混合后进入热沉降罐V-1103。
（V-1102水包界位由LDIC-1011控制）。
减压塔中段油由减压塔中部集油箱抽出，经减压中段油泵P-1103A/B加压，一部分通过E-1102（设温控旁路TIC-1021）、（E-1102进口和E-1101出口设温控旁路TIC-1011）换热降温至178℃，作为中段循环油打入减压塔第二段填料上方（FIC-1007控制流量）和集油箱下方（FIC-1008控制流量），洗涤煤焦油中的粉渣和胶质；另一部分直接送入加氢精制原料缓冲罐V-1201。
煤焦油加氢工艺煤焦油加氢技术
煤焦油加氢工艺煤焦油加氢技术导读：就爱阅读网友为您分享以下“煤焦油加氢技术”的资讯，希望对您有所帮助，感谢您对的支持!煤焦油加氢技术煤焦油加氢技术就是采用固定床加氢处理技术将煤焦油所含的金属杂质、灰分和S、N、O等杂原子脱除，并将其中的烯烃和芳烃类化合物进行饱和来生产质量优良的石脑油馏分和柴油馏分。
一般煤焦油加氢后生产的石脑油S、N含量均低于50ppm，芳潜含量均高于80%;生产的柴油馏分S含量低于50ppm，N含量均低于500ppm，十六烷值均高于35，凝点均低于-35℃~-50℃，是优质的清洁柴油调和组分。
定义煤焦油加氢技术就是采用固定床加氢处理技术将煤焦油所含的金属杂质、灰分和S、N、O等杂原子脱除，并将其中的烯烃和芳烃类化合物进行饱和来生产质量优良的石脑油馏分和柴油馏分。
一般煤焦油加氢后生产的石脑油S、N含量均低于50ppm，芳潜含量均高于80%;生产的柴油馏分S 含量低于50ppm，N含量均低于500ppm，十六烷值均高于35，凝点均低于-35℃~-50℃，是优质的清洁柴油调和组分。
发展背景由于国际市场原油价格剧升，轻质石油产品市场需求量大，价格相应上涨，因此，从煤焦油中生产轻质燃料油产品，是综合利用煤炭资源，提高企业经济效益的有效途径之一。
采用环境友好的加氢法工艺，利用煤焦油中合适馏分，生产清洁柴油馏分和副产芳潜较高的催化重整原料或情节车用汽油调和组分，已经在工业装置上成功应用，并进行了长期稳定运转，产品质量达到设计要求。
影响煤焦油加氢装置操作周期、主要影响煤焦油加氢装置操作周期、产品收率和质量的因素为:反应压力、反应温度、体积空速、氢油体积比和原料油性质等。
提高反应器压力和/或循环氢纯度，也是提高反应氢分压。
提高反应氢分压，不但有利于脱除煤焦油中的S、N等杂原子及芳烃化合物加氢饱和，改善相关产品的质量，而且也可以减缓催化剂的结焦速率，延长催化剂的使用周期，降低催化剂的费用。
不过反应氢分压的提高，也会增加装置建设投资和操作费用。
浅述中低温煤焦油加氢工艺
2018年04月后续的辛伐他汀合成步骤造成影响。
2.3环和反应后处理研究在辛伐他汀的环和反应中，辛伐他汀铵盐分散悬浮在二氯甲烷中，与甲烷基磺酸反应，首先形成辛伐他汀羧酸溶解于二氯甲烷中，辛伐他汀羧酸再在甲烷基磺酸的催化作用下酯化关环得到辛伐他汀产物。
第一步调酸是一个非均相反应过程，辛伐他汀铵盐的颗粒度对该步反应起着关键作用，经试验验证，100目的辛伐他汀铵盐颗粒就可以满足工业合成的需要。
第二步酯化环和是一个均相可逆的酯化反应过程，水份对反应平衡有很大影响，由于是辛伐他汀羧酸自身酯化形成结构稳定的六元环，所以反应速率与反应转化率都很高，但由于反应生成水的影响，有约1%的辛伐他汀羧酸反应残留。
经碳酸氢钠淬灭，中和，过量的甲烷基磺酸与未反应的辛伐他汀羧酸各自成盐，与过量的碳酸氢钠一起经过滤与产物分离。
得到纯度很高的辛伐他汀二氯甲烷溶液，再经后处理，就得到合格的辛伐他汀产品。
2.4实验过程（1）酰胺化物的制备在100mL 三口烧瓶中加入10g(0.025mol)洛伐他汀和8g (0.101mol)正丁胺，于70~75℃反应2h ，减压蒸馏回收正丁胺，得褐色粘稠物。
收率100%。
（2）硅烷化物的制备将上一步骤合成得到的化合物溶解于100g 的二氯甲烷中，并加入5g(0.074mol)的咪唑，然后滴入7.5g(0.069mol)的三甲基氯硅烷。
控制反应温度在20摄氏度至25摄氏度之间进行反应3小时。
在确保反应完全后，进行减压蒸馏，然后加入80g 的环己烷进行搅拌溶解，过滤，用10g 环己烷洗涤，合并滤液减压蒸干，加入25g 四氢呋喃，反应完成后得到洛伐他汀硅烷化物的溶液。
（3）辛伐他汀铵盐的制备将上一步骤得到的洛伐他汀硅烷化物降温至-40℃至-45℃，然后加入一定量的吡咯烷锂搅拌30分钟，再加入一定量的碘甲烷进行甲基化反应。
确保反应完全，再加入适量的乙醚和水，调酸水洗萃取，然后蒸干溶剂。
加100ml 甲醇溶解，再10ml 水，1ml 甲烷磺酸，在25-30℃下搅拌反应1.5小时，HPLC 检测反应终点。
煤焦油加氢操作规程及工艺流程图
煤焦油加氢操作规程及工艺流程图下载温馨提示:该文档是我店铺精心编制而成，希望大家下载以后，能够帮助大家解决实际的问题。
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低温煤焦油加氢技术原理及工艺特点
煤焦油根据干馏温度的不同，可分为高温、中温及低温煤焦油三类。
本文只叙述低、中温焦油加氢技术。
—、低温煤焦油加氢煤焦油加氢改质的目的是加氢脱除硫、氮、氧和金属杂质；加氢饱和烯烃，使黑色煤焦油变为浅色的加氢产品，提高产品安定性；加氢饱和芳烃并使环烷烃开环，大幅度降低加氢产品的密度，提高H∕C比和柴油产品的十六烷值，部分加氢裂化大分子烃类，使煤焦油轻质化，多产柴油馏分。
1、主要化学反应(1)烯烃加氢反应煤焦油中含有少量烯烃，烯烃虽然易被加氢饱和，但是烯烃特别是二烯烃和芳烃侧链上的双键极易引起催化剂表面的结焦，因此希望烯烃在低温下被加氢饱和，这就要求催化剂具有较好的低温加氢活性，并且抗结焦能力强。
(2)加氢脱氧反应无水煤焦油中氧含量通常为4%~6% (摩尔分数)，以酚类、酸类、杂环氧类、醚类和过氧化物的形式存在，煤焦油中含氧化合物性质不稳定，加热时易缩合结焦，酸类、醚类和过氧化物类含氧化合物要求的加氢性能不高，酚类、杂环氧类和大分子含氧化合物则要求高加氢性能。
(3)加氢脱金属反应煤焦油中的金属杂质主要有钠、铝、镁、钙、铁和少量的镍、钒，非金属杂质有氯化物、硫酸盐和硅酸盐、二氧化硅等，煤焦油灰分含量通常大于0.1%，这些杂质一方面造成煤焦油结焦；另一方面在催化剂床层沉积，造成催化剂床层堵塞，因此，煤焦油必须进行预处理，脱除大部分的无机物，才能作为加氢原料。
煤热油中的金属杂质可以分为水溶性无机盐和油溶性有机盐，预处理后的加氢进料中金属杂质主要以有机盐的形式存在。
Na+极易在床层上部结垢，进入催化剂床层后使催化剂载体呈碱性，导致催化剂中毒失活，Fe2+与硫化氢作用生成非化学计量的硫化铁相或簇，难以进入催化剂内孔道，而是沉积在催化剂颗粒表面及粒间空隙，引起床层压降的上升。
加氢脱金属要求催化剂大孔径和大孔容，催化剂床层具有大的空隙率。
(4)加氢脱硫反应煤焦油中的硫主要以杂环硫的形式存在，小分子的硫化物有苯并噻吩、二苯并噻吩等。
焦油加氢相关技术
焦油加氢相关技术煤焦化煤焦化又称煤炭高温干馏。
以煤为原料，在隔绝空气条件下，加热到950℃左右，经高温干馏生产焦炭，同时获得煤气、煤焦油并回收其它化工产品的一种煤转化工艺。
煤气化煤气化是一个热化学过程。
以煤或煤焦为原料，以氧气（空气、富氧或纯氧）、水蒸气或氢气等作气化剂，在高温条件下通过化学反应将煤或煤焦中的可燃部分转化为气体燃料的过程。
煤的气化类型可归纳为五种基本类型：自热式的水蒸气气化、外热式水蒸气气化、煤的加氢气化、煤的水蒸气气化和加氢气化结合制造代用天然气、煤的水蒸气气化和甲烷化相结合制造代用天然气。
煤液化是把固体煤炭通过化学加工过程，使其转化成为液体燃料、化工原料和产品的先进洁净煤技术。
根据不同的加工路线，煤炭液化可分为直接液化和间接液化两大类。
煤的液化方法主要分为煤的直接液化和煤的间接液化两大类。
（1）煤直接液化煤在氢气和催化剂作用下，通过加氢裂化转变为液体燃料的过程称为直接液化。
裂化是一种使烃类分子分裂为几个较小分子的反应过程。
因煤直接液化过程主要采用加氢手段，故又称煤的加氢液化法。
（2）煤间接液化间接液化是以煤为原料，先气化制成合成气，然后，通过催化剂作用将合成气转化成烃类燃料、醇类燃料和化学品的过程。
煤炭直接液化是把煤直接转化成液体燃料，煤直接液化的操作条件苛刻，对煤种的依赖性强。
典型的煤直接液化技术是在400摄氏度、150个大气压左右将合适的煤催化加氢液化，产出的油品芳烃含量高，硫氮等杂质需要经过后续深度加氢精制才能达到目前石油产品的等级。
一般情况下，一吨无水无灰煤能转化成半吨以上的液化油。
煤直接液化油可生产洁净优质汽油、柴油和航空燃料。
但是适合于大吨位生产的直接液化工艺目前尚没有商业化，主要的原因是由于煤种要求特殊，反应条件较苛刻，大型化设备生产难度较大，使产品成本偏高。
直接煤直接液化示意图液化[1]是在高温（400℃以上）、高压（10MPa以上），在催化剂和溶剂作用下使煤的分子进行裂解加氢，直接转化成液体燃料，再进一步加工精制成汽油、柴油等燃料油，又称加氢液化。
煤焦油加氢工艺及加氢催化剂浅析
与高温煤焦油相比，中低温煤焦油中各类物质分布相对比较分散，除酚类外，其他物质的含量都很少。
鉴于此，中低温煤焦油的加工路径通常有两种：精细化工和加氢改质。
由于中低温煤焦油中单体组分含量少，这一加工工艺的经济性较差，因此目前国内中低温煤焦油的利用以加氢提质制取燃料油为主。
一、中低温煤焦油加氢工艺1.轻馏分加氢。
轻馏分加氢是指，先将中低温煤焦油原料进行蒸馏切割，得到的轻质馏分进行加氢制取燃料油。
通常采用固定床加氢反应器，对中低温煤焦油中的轻质馏分进行加氢处理，脱除杂原子、饱和烯烃和芳烃，生产出石脑油。
根据中低温煤焦油蒸馏中切割点的不同，相应的工艺也会发生变化。
单段法煤焦油加氢改质工艺，将煤焦油进行常压蒸馏和/或减压蒸馏，切割点为300-380℃，轻质组分中再切除210-230℃的富茶馏分段，剩余的轻质馏分油作为反应原料。
轻质馏分油与氢气混合经加氢精制反应脱硫、氮和部分芳烃饱和，产物直接进入加氢裂化反应器进行深度脱硫和脱芳烃，最终经分离得到目标产物。
为了延长催化剂和反应器的使用寿命，可在两步加氢反应中设置中间闪蒸塔和高压汽提塔，有利于脱除第一步反应生成的气相杂质。
加氢工艺流程如图1所示。
中馏分进入I段加氢保护区反应，得到的产物与氢气混合进入I段加氢精制反应区，流出的产物与轻馏分混合依次进入II段加氢保护区、II段加氢精制区反应，产物经冷却、分离和分馏后得到燃料油产品。
图1煤焦油加氢生产燃料油工艺流程轻馏分加氢工艺流程简单，投资和操作费用相对较低，但是由于燃料油产品的收率取决于煤焦油原料中轻质馏分的含量，因而资源利用率较低。
2.全馏分加氢工艺。
为了提高煤焦油资源的利用率，增加目标产品收率，全馏分加氢工艺引起了大家的广泛关注。
由于中低温煤焦油中含有一部分的沥青、胶质等，如果直接进行加氢，容易造成反应器管道堵塞，催化剂失活等问题，无法保证装置的稳定性，因此，全馏分加氢需要对煤焦油中的重馏分进行特别处理。
二、加氢催化剂根据作用不同，加氢催化剂通常分为加氢精制和加氢裂化催化剂。
煤焦油的加氢处理
燃料油去罐区储存 % 塔顶轻组分在稳定塔进行稳 定化处理 & 去掉不稳定的轻组分 & 塔底得处理后 的 $ 性质稳定的 + 号燃料油去罐区储存 % 该油可 作调和汽油使用 % 塔顶气经冷却后的不凝气去火 炬系统烧掉 % 反应催化剂在使用之前要进行硫化处理 & 使 之处于活化状态 % 硫化用二硫化碳与催化剂进行 反应 % 为了保证催化剂的活性 & 在生产中根据循 环气体中的 (!/ 浓度进行必要的补充 % 表 + 是反 应前后油品性质的对比 %
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工艺流程说明原料预处理75~85℃原料煤焦油由缺罐区进料泵P-201A/B送入离心机S-1101进行三相分离。
脱除的氨水时入氨水罐，经氨水泵P-1107送出装置。
脱除固体颗粒后的煤焦没进入进料缓冲罐V-1101。
缓冲罐V-1101液位与流量调节（FIC-1015）串级控制。
V-1101中原料油通过装置进料泵P-1101A/B，经过换热器E-1101与减压塔中段循环油换热至147℃，再经过进料过滤器S-101A/B过滤掉固体杂质后，经流量调节（FIC-1017）与精制产物E-1303、E-1301，（E-1301设温度记录调节旁路TRC-3008），（E-1301、E-1303设温度记录调节旁路TRC-3003）。
E-1301与E-1303前设过热蒸汽吹扫，（过热蒸汽由流量记录调节FRC-3002控制）换热升温至340℃。
再经减压塔进料加热炉F-1101升温至395℃后进入减压塔T-1101。
T-1101塔顶气体经空冷器A-1101A~D和水冷器E-1103冷凝冷却至45℃，入回流罐V-1102。
减压塔真空由真空泵PK-1101A/B（经压力指示调节PIC-1012）提供。
V-1102中液体由减压塔顶油泵P-1102A/B加压。
一部分（经流量调节FIC-1010）作为回流，返回减压塔顶。
另一部分与热沉降罐V-1103底部污水E-1105A/B、减压塔中段循环油E-1102换热升温至150℃后，送入热沉降罐V-1103沉降脱水后送入加氢精制进料缓冲罐V-1201。
（减压塔顶回流罐液位与流量调节FIC-1012串级控制）。
塔顶回流罐V-1102水包内污水经减压塔水泵P-1105A/B 加压后与塔顶油混合后进入热沉降罐V-1103。
（V-1102水包界位由LDIC-1011控制）。
减压塔中段油由减压塔中部集油箱抽出，经减压中段油泵P-1103A/B加压，一部分通过E-1102（设温控旁路TIC-1021）、（E-1102进口和E-1101出口设温控旁路TIC-1011）换热降温至178℃，作为中段循环油打入减压塔第二段填料上方（FIC-1007控制流量）和集油箱下方（FIC-1008控制流量），洗涤煤焦油中的粉渣和胶质；另一部分直接送入加氢精制原料缓冲罐V-1201。
（中段油液位与流量调节FIC-1005串级控制）。
T-1101塔底重油含有大量的粉渣和胶质，不能送去加氢，由减压塔底重油泵P-1104A/B加压，经E-1104产汽（E-1104液位由LIC-1012控制，蒸汽流量通过压力控制PIC-1016调节）降温后，送至装置外沥青造粒设施造粒。
（塔底液位由LICA-1009控制。
）P-1104A/B设有返塔旁路，提高T-1101）塔釜的防结垢能力。
加氢精制V-1201中的加氢精制原料油由加氢精制进料泵P-1201A/B加压后，与经过换热器E-1304（壳程循环氢进口设流量调节FRC-3001）换热后的循环氢混合，经E-1302（壳程精制原原料油进口设温控调节TICA-3001与旁路实现分程控制）换热后，进入精制进料加热炉F-1201加热至315℃（初期），进入串联的三台加氢精制反应器R-1201A/B/C（R-1201A进口设循环氢微调入口，TICA-2011串级控制R-1201A入口温度）对原料脱硫、脱氮、脱氧和烯烃饱和。
三台反应器的各床层温度由精制循环氢压缩机K-1402来的冷氢控制（R-1201A一、二床层间：TICA-2021；R-1201B入口：TICA-2029；R-1201B一、二床层间：TICA-2096；R-1201B二、三床层间：TICA-2035；R-1201C入口：TICA2043；R-1201C一、二床层间：TICA-2102；R-1201C二、三床层间：TICA-2049）。
R-1201A入口反应压力控制在16.8MPa。
410℃（初期）高温的反应产物经过换热器E-1301、E-1302、E-1303管程与原料油及精制原料换热至260℃送往高低压分离系统。
开工期间，开工柴油自罐区来，经流量控制FIC-2029入加氢精制进料加热器E-1201管程加热后，进入精制进料缓冲罐V-1201。
（E-1201壳程进口蒸汽流量控制FIC-2030与E-1201管程出口温控TIC-2118串级控制）。
加氢裂化V-1202中的加氢裂化原料油由加氢裂化进料泵P-1202加压后，与经E-1308（壳程循环氢进口设流量调节FRC-3003）换热后的循环氢混合后，经E-1307（壳程精制原原料油进口设温控调节TICA-3012与旁路实现分程控制）换热再进入裂化加热炉F-1202加热至365℃，进入串联的两台加氢裂化反应器R-1202A/B （R-1202A进口设循环氢微调入口，TICA-2010串级控制R-1202A入口温度）。
R-1202A入口温度通过调整入口循环氢温度和流量控制。
两台反应器的床层温度通过补充的冷氢控制。
（R-1202A一、二床层间：TICA-2063；R-1202A二、三床层间：TICA-2069；R-1202B入口：TICA2077；R-1202B一、二床层间：TICA-2083；R-1202B二、三床层间：TICA-2089）。
反应压力控制在16.8MPa。
402℃（初期）高温的反应产物经过E-1307、E-1308、E-1309管程换热后，再经A-1302与E-1310降温至45℃进入裂化冷高分V-1305。
开工期间，开工柴油自罐区来，经流量控制FIC-2027入加氢精制进料加热器E-1202管程加热后，进入精制进料缓冲罐V-1202。
（E-1202壳程进口蒸汽流量控制FIC-2028与E-1201管程出口温控TIC-2117串级控制）。
高低压分离加氢精制反应产物经过E-1301、E-1302、E-1303管程分别与减压塔进料（一次）、加氢精制反应进料（二次）和减压塔进料（三次）换热，降温至260℃，入精制热高分罐V-1301进行气液分离。
热高分罐V-1301的液体，减压后排入热低分罐V-1302，气体经E-1304与循环氢换热，再经E-1305与精制冷低分油换热后，再由空冷器A-1301A/B和水冷器E-1306冷却到43℃，入精制冷高分罐V-1303再次进行气液分离。
（V-1301、V-1303液位由罐底出料装置的单回路液位控制调节LICAS-3002A/B、LICAS-3007A/B控制，并设有低低液位报警联锁关阀）。
其间，为避免反应产生的铵盐堵塞空冷器，于空冷器入口前注入脱氧（脱盐）水。
精制热低分罐（V-1302）底部设汽提段和汽提蒸汽，脱除热低分油中的硫化氢，顶部为汽液分离空间。
（精制热低分罐V-1302液位由罐底出料设置的单回路液位控制调节LIC-3005控制），精制热低分罐的液体，减压后进入精制分馏塔（T-1502）。
精制热低分顶部气体减压后进入精制稳定塔（T-1501）。
精制冷高分罐V-1303的液体，减压后排入冷低分罐V-1304。
（V-1304液位由罐底出料设置的单回路液位控制LIC-3010控制，罐顶气相管线设有单回路压力控制调节PIC-3006控制）。
V-1303气体进精制循环氢压缩机K1402入口的精制循环氢缓冲罐V-1402。
精制冷低分罐（V-1304）的液体，经E-1305与精制热高分罐（V-1301）顶部气体换热升温至180℃后进入精制稳定塔（T-1501）。
精制冷低分罐底部设有分水包，（排水管线设置了单回路界位控制调节LDICA-3011控制）。
含有铵盐的污水排入污水管网。
加氢裂化反应产物经过E-1307A~D、E-1308、E-1309，分别与裂化反应进料、裂化循环氢、裂化冷低分油换热，降温至185℃，再由裂化产物空冷器A-1302和水冷器E-1310冷却到43℃，入裂化冷高分罐V-1305进行气液分离。
（V-1305液位由罐底出料装置的单回路液位控制调节LICAS-3009A/B控制）。
其间，为避免反应产生的铵盐堵塞空冷器，在空冷器入口前间断注入脱氧（或脱盐）水。
冷高分罐V-1305的液体，减压后排入裂化冷低分罐V -1306。
（V-1306液位由罐底出料设置的单回路液位控制LIC-3016控制，罐顶气相管线设有单回路压力控制调节PIC-3007控制）。
V-1305气体进裂化循环氢压缩机K-1403的裂化循环氢缓冲罐V-1403。
裂化冷低分罐的液体经E-1309与裂化反应产物换热升温至180℃后进入裂化稳定塔（T-1504）。
裂化冷低分罐底设有分水包（排水管线设置了单回路界位控制调节LDICA-3001控制）。
含有铵盐的污水排入污水管网。
精制分馏来自精制高低压分离系统的热低分气直接送入稳定塔T-1501第四层塔盘的上部，冷低分油送入第四层塔盘的下部。
T-1501塔顶气体通过水冷器E-1501冷凝冷却至40℃，进入稳定塔回流罐V-1501。
V-1501气体排入脱硫系统，（通过采出量PIC-5001控制）。
液体则经稳定塔顶回流泵P-1501作为全回流送回T-1501塔顶。
（V-1501液位与塔顶回流组成串级控制FIC-5001）。
V-1501底部设分水包，（水包界位设单回路控制LDIA-5003）。
脱除轻组分的稳定塔T-1501底部液体，通过E-1503与T-1502塔底油换热后送入分馏塔T-1502进一步分离。
塔底液与塔底采出流量组成串级控制回路FIC-5002控制塔底液位。
T-1501塔底再沸器E-1502的热源为T-1502塔底来的循环尾油，再沸器返塔温度约272℃。
（再沸器返塔温度由设置在再沸器热介质管线和旁路上的分程温度控制系统TIC-5008控制。
）来自高低压分离系统的精制热低分油与精制稳定塔底油混合后送入精制分馏塔T-1502，T-1502塔顶气体经空冷器A-1501A/B冷凝冷却至70℃，进入分馏塔回流罐V-1502。
V-1502为常压操作，几乎没有气体排放。
V-1502液体经石脑油泵P-1504A/B加压后，一部分作为回流送回T-1502塔顶（塔顶温度由回流流量和塔顶温度组成串级回路FIC-5012控制），一部分与裂化分馏塔顶油混合作为石脑油产品经E-1504冷却后送出装置。
（V-1502液位由设置在石脑油出装置管线上的单回路液位控制LICA-5006控制）V-1502的水相由分水包排出（设置在排水管线上的单回路液位控制调节LDICA-5007控制水包界位），通过泵P-1505送至注水系统回用。
柴油馏分由T-1502塔第12层塔盘流出，在柴油汽提塔T-1503（T-1503液位与T-1502柴油采出线流量控制LICA-5005组成串级回路）中经蒸汽汽提，最终由柴油泵P-1503A/B抽出（精制柴油出装置设单回路流量控制FIC-5009），与裂化分馏塔中段柴油混合后，通过柴油空冷器A-1503冷却至50℃，作为产品送出装置。