本发明属于石油化工节能技术领域，具体涉及一种中间产品热罐进料方法，本发明同时还涉及一种实现该方法的系统。
背景技术：
对石油化工炼油装置来说，能耗直接关系到炼油企业的整体运行水平和经济效益。装置间的热联合是将上下游两套或者多套装置作为一个整体，按照“温度对等、梯级利用”的原则进行“高热高用，低热低用”的匹配，减少过程有效能损失，节约循环水和燃料气，一般可节能20-40%，因此是有效的节能途径。
热进料是热联合的纽带，是指装置间的物料供给关系，上游装置的产品物流不经过冷却或者不完全冷却，直接引至下游装置作为热进料。目前，进料方式有冷罐进料和热料直供进料两种，其各有优缺点。冷罐进料是指中间产品（柴油组分或蜡油组分）经冷却出料至中间储罐，柴油组分冷却至70℃以下，蜡油组分冷却到90℃以下，再经中间储罐送至下游装置，这种进料方式可使上下游装置之间通过中间储罐保持相对独立，互不干扰，中间产品可以静置沉降切水，装置之间通过中间储罐实行热隔离的这种传统设计，具有较强的操作柔性，安全性、稳定性和可靠性好。其缺点是，衔接上、下游装置的中间产品必须先经降温，再升温，经历两次换热和两级有效能损耗，造成装置能耗高，而且，由于中间产品含不饱和烯烃，烯烃与中间储罐气相空间中的空气接触会发生氧化反应生成胶质，增加目的产品的损失及氢气消耗，堵塞加氢催化剂的孔道，缩短催化剂使用寿命；另一种进料方式是热料直供进料，是指中间产品自上游装置热出料，不经过空冷和水冷冷却，直接输送至下游装置，这种供料方式可以节约上游装置的循环水及下游装置的燃料，有利于节约能源，其缺点是上下游装置物料直接互供，装置间高度相关联、相互干扰，对现有的操作、控制、安全保障等均会带来较大的冲击，存在安全隐患，而且，由于上游装置注水、注汽、汽提等操作，因中间产品为含油的芳烃亲水性基团，不可避免携带水分，同时还含有少量轻烃组分和轻油组分，必然导致下游装置难以做到精准调整和卡边操作。
《能源研究与管理》2010年第1期53-55曾披露了一篇题为“炼油装置的热联合和热供料”的文章，文章阐述了热联合原理，介绍了推进物料互供及实施装置热联合的应用，文章中没有提及热罐进料方法。
《石油炼制与化工》2010年41卷第8期56-61曾披露了一篇名称为“热进料推动加氢装置深入节能优化”的文章，文章阐述了以热进料为契机推动加氢装置全面优化，但没有提及热罐进料方法。
中国专利cn103363295a公开了“一种过程产品柴油热供料方法”，该发明是在上下游装置之间建立热供料分配站，将同一类型物流热出料集中至分配站的热供料方法，集中考虑处理事故的辅助流程，相对常规的热料直供方法有所改进，但存在问题是，流程缺乏热态柔性，上游装置的操作波动及设备故障直接干扰下游装置，难以实现精细的操作调整，在上游装置操作波动及事故状态下，须经冷却后进冷罐储存。
中国专利cn204455008u公布了“一种柴油热供料装置”，该实用新型公开的是在传统热料直供方法基础上，增加一根热出料线及对上游装置液面的联合控制，该技术也没有提及热罐进料方法。
综上所述，在现有进料技术中，冷罐进料和热料直供进料两种方式并存，均存在不足之处。
技术实现要素：
本发明的目的之一是提供一种中间产品热罐进料方法，该方法兼有冷罐进料方法和热料直供进料方法的优点，克服了两者的不足，操作柔性大、能耗低、安全稳定性好。
本发明的上述目的是通过如下技术方案来实现的：具体涉及一种中间产品热罐进料方法，其特征在于，该方法包括一个热罐进出料过程和一个挥发气回收过程，其中，
所述的热罐进出料过程包括如下步骤：
（1）从上游装置来的中间产品，不经过空冷或水冷冷却降温，以较高的温度（100～180℃）进入静态混合器，通过混合使进热罐的温度及性质均匀；
（2）中间产品在热罐高温储存，进行缓冲沉降和静置净化，柴油组分储存温度100～155℃，蜡油组分储存温度100～180℃，热罐平均停留时间3～6天；
从上游装置携带的固体杂质沉降至热罐罐底，在停工检修时加以清理，所携带的水分、低沸点的轻油以及微溶的轻烃气（主要指液化气和瓦斯气）,在热料高温静置过程中汽化或释放出来，进入热罐上部的气相空间，实现热料脱水、脱轻油和脱轻烃气；
（3）经过热罐均质均温以及脱水脱气后的中间产品，从热罐底部抽出由进料泵增压，送入下游装置加工。
本发明中所述的上游装置指常压装置、催化装置和焦化装置，所述的下游装置指加氢精制装置、加氢改质装置或加氢裂化装置。
本发明中所述的中间产品是指柴油组分或蜡油组分，柴油组分包括常压装置生产的常压柴油、催化装置生产的催化柴油和焦化装置生产的焦化柴油，馏程范围为180～365℃；蜡油组分包括常压装置生产的常压蜡油、催化装置生产的催化重循环油和焦化装置生产的焦化蜡油，馏程范围为350～500℃，中间产品按照柴油组分和蜡油组分分罐热储存。
所述的挥发气回收过程包括如下步骤：
（1）在热罐顶部通过压力控制通入氮气，充满热罐内部气相空间，维持热罐内气相压力在300pa（表）左右，以隔离油品与空气的直接接触；
（2）汽化的水分和挥发的油气从热罐顶部出来，经过单呼阀、防轰型阻火器，由变频引风机升压送至水冷器冷却，变频引风机通过油气管道的压力进行自动控制，当入口压力高于300pa（表）时，变频引风机启动，当入口压力低于-300pa（表）时，变频引风机停止运行；单呼阀的定压值为1100pa（表），当热罐顶压力高于1200pa（表）时，单呼阀开启，当热罐顶压力低于1000pa（表）时，单呼阀关闭；
（3）油气经过水冷器冷却至20～40℃，进入三相分离罐进行水、油及气分离，冷凝下来的污水间歇地由污水泵送至酸性水汽提装置加以处理，轻油由轻油泵间歇地送至罐区轻油罐，轻烃气进脱硫塔；
（4）轻烃气进脱硫塔塔底，与来自于塔顶的浓度5～15%（质量浓度）的氢氧化钠稀碱液逆流接触，脱除轻烃气中的硫杂质，脱硫后的轻烃气通过低压瓦斯管网排放至气柜，再通过气柜加以回收；稀碱液通过碱液泵进行循环利用，待碱液浓度降低到5%（质量浓度）以下时，由碱液泵增压输送至酸性水汽提装置作注碱。
本发明的另一个目的是提供一种中间产品热罐进料系统，该系统能实现油品高温安全储存，通过热罐缓冲吸收上下游装置波动及运行故障对操作的影响，既能实现热供料，也可净化和稳定进料，而且安全可靠。
本发明的这一目的是通过如下的技术方案来实现的：一种中间产品热罐进料系统，其包括热罐进出料单元、挥发气回收单元、氮封压控阀和双呼阀，其特征在于，所述热罐进出料单元、挥发气回收单元、氮封压控阀和双呼阀组合安装，中间产品从上游装置来以较高温度（100～180℃）进所述热罐进出料单元进行高温储存，经缓冲静置净化后进下游装置，汽化的水和挥发的油气进所述挥发气回收单元进行冷凝除水、碱洗脱硫，回收轻油和轻烃气，氮气由所述氮封压控阀注入所述热罐进出料单元隔离空气与油气的接触，所述双呼阀为安全实施，避免热罐憋压或抽瘪。
本发明所述的热罐进出料单元包括依次通过管道连通的第一路中间产品控制阀、第二路中间产品控制阀、第三路中间产品控制阀、静态混合器、热罐、进料泵、进料控制阀、进料过滤器和下游装置，所述的第一路中间产品控制阀、第二路中间产品控制阀和第三路中间产品控制阀并联；所述的热罐顶部开有氮封进口、双呼阀开口和单呼阀开口，所述热罐的侧边开有热罐进料口、热罐出料口和热罐排污口，所述热罐进料口在热罐的上段，所述热罐出料口开在热罐的罐底上约0.5m处，所述热罐排污口在热罐的罐底，所述热罐进料口与热罐出料口沿热罐的径向互成180度，均与所述热罐排污口成90度；所述的氮封进口与所述的氮封压控阀出口连通，所述的单呼阀与所述的热罐挥发气回收单元连通，所述双呼阀的入口端与热罐顶部的双呼阀开口连通，出口端与大气连通。
进一步，所述的热罐容积5000～30000m3，采用拱顶结构,设计正压力为3000pa（表），负压力-500pa（表）。
进一步，所述的双呼阀为紧急泄放安全设施，双呼阀定压值为1765pa（表），当热罐顶压力高于1940pa（表）时，双呼阀开启向外排气，当热罐顶压力低于1605pa（表）时，双呼阀关闭，当热罐顶压力低于-294pa（表）时，双呼阀开启向热罐内补充空气，防止热罐憋压或抽瘪。
进一步，所述热罐的罐顶保温采用微纳米隔热板（3mm）+真空成型陶瓷纤维板（60mm）保温层，外层喷涂硬质聚氨酯隔水层+金属彩钢板保护，罐壁保温采用衬微纳米隔热板（3mm）+真空成型陶瓷纤维板（180mm）+金属彩钢板保护，以保证保温层外表面温度小于50℃，减少热损失。
进一步，所述的热罐采用氮封，以热罐顶压力进行自动控制，隔绝空气与罐内油品直接接触，避免空气中的氧气与中间产品中所含的不饱和烃在高温储存过程中发生氧化生成胶质或其它含氧物质，造成氢气消耗增加、催化剂孔道堵塞及设备结垢，影响下游装置的运行周期和催化剂的寿命。
本发明所述的挥发气回收单元为回收汽化的水分、挥发的轻油和轻烃气的净化处理装置，其包括通过管道依次连通的单呼阀开口、单呼阀、防爆轰型阻火器、变频引风机、水冷器、三相分离罐、脱硫塔和轻烃气排放线组成，所述三相分离罐底脱水包出口与污水泵入口相连通，污水由所述污水泵间歇地输送至酸性水汽提装置，所述三相分离罐底部出口与轻油泵入口相连通，轻油由所述轻油泵增压间歇地输送至轻油罐区，所述三相分离罐顶部出口与脱硫塔底部进气口相连通，不凝的轻烃气从脱硫塔底部进入；所述脱硫塔顶部出口与轻烃气排放线连通，所述脱硫塔底部出口与碱液泵入口端连通，所述碱液泵出口分两支管道，第一支管道与脱硫塔顶部碱液进口连通，第二支管道连接酸性水汽提注碱罐。
进一步，所述脱硫塔为填料塔，浓度5～15%（质量浓度）的氢氧化钠碱液由碱液泵增压，通过碱液循环线进脱硫塔顶部与从脱硫塔底部进的轻烃气在脱硫塔内逆流接触，脱除硫化物，脱硫后的轻烃气从脱硫塔顶出，通过轻烃气排放线进入低压瓦斯管网，碱液循环使用，在碱液浓度低于5%（质量浓度）时，由碱液泵增压间歇地输送至酸性水汽提装置用作注碱。
本发明是通过热罐进行缓冲沉降、静置净化和均质均温的，兼有冷罐进料和热料直供进料的优点。与现有技术相比，本发明具有以下显著效果：
（1）保证下游装置进料性质稳定。与热料直供进料相比，由于热罐容积大，能均衡原料性质、组成、温度和流量的波动，保证下游装置进料流量、温度和性质稳定，为下游装置精细调整和卡边操作提供有力保证。
（2）净化下游装置进料。与热料直供进料相比，本发明通过热料在热罐中高温储存，将上游装置所携带的杂质、轻油和轻烃气加以脱除和回收，下游装置进料得到净化，从而消除上游原料杂质对下游装置的生产负荷、催化剂、氢消耗和长周期运行的影响。
（3）节能降耗。与冷罐进料相比，通过热罐进行装置间热联合,停用上游装置水冷、空冷，节约循环水，减少燃料气，能节约能耗20%以上；通过热罐氮封隔绝油品与空气的接触，抑制胶质的生成，进而降低氢耗，通过挥发气回收降低油品损失。
（4）稳定性、安全性和可靠性好。与热料直供进料相比，通过热罐实现上下游装置热态柔性连接，装置间操作的独立性得到最大限度的保留，通过热罐强大的缓冲容积，可缓冲吸收上下游装置的任何操作波动和运行故障，抵抗事故及操作波动能力强。
本发明所述的一种中间产品热罐进料方法及装置可用于柴油、蜡油、渣油的热进料过程或其组合过程，因此该发明切实可行，具有很大的应用前景。
附图说明
图1是本发明的工艺流程示意图；
图2是图1中热罐的结构示意图；
符号说明：1.第一路中间产品控制阀；2.第二路中间产品控制阀；3.第三路中间产品控制阀；4.静态混合器；5.热罐；6.进料泵；7.进料控制阀；8.进料过滤器；9.下游装置；10.氮封压控阀；11.双呼阀；12.单呼阀；13.防爆轰型阻火器；14.变频引风机；15.水冷器；16.三相分离罐；17.污水泵；18.污水输出线；19.轻油泵；20.轻油输出管线；21.脱硫塔；22.碱液泵；23.碱渣输出线；24.碱液循环管线；25.轻烃气排放线；51.热罐进料口；52.氮封进口；53.双呼阀开口；54.单呼阀开口；55.热罐出料口；56.热罐排污口。
具体实施方式
如图1、图2所示，一种中间产品热罐进料系统，其包括热罐进出料单元、挥发气回收单元、氮封压控阀10和双呼阀11，其特征在于，所述热罐进出料单元、挥发气回收单元、氮封压控阀10和双呼阀11组合安装，中间产品从上游装置来以较高温度（100～180℃）进所述热罐进出料单元进行高温储存，经缓冲静置净化后进下游装置，汽化的水和挥发的油气进所述挥发气回收单元进行冷凝除水、碱洗脱硫，回收轻油和轻烃气，氮气由所述氮封压控阀10注入所述热罐进出料单元隔离空气与油气的接触，所述双呼阀11为安全实施，避免热罐5憋压或抽瘪。
本发明所述的热罐进出料单元包括依次通过管道连通的第一路中间产品控制阀1、第二路中间产品控制阀2、第三路中间产品控制阀3、静态混合器4、热罐5、进料泵6、进料控制阀7、进料过滤器8和下游装置9，所述的第一路中间产品控制阀1、第二路中间产品控制阀2和第三路中间产品控制阀3并联；所述的热罐5顶部开有氮封进口52、双呼阀开口53和单呼阀开口54，所述热罐5的侧边开有热罐进料口51、热罐出料口55和热罐排污口56，所述热罐进料口51在热罐5的上段，所述热罐出料口55开在热罐5的罐底上约0.5m处，所述热罐排污口56在热罐5的罐底，所述热罐进料口51与热罐出料口55沿热罐5的径向互成180度，均与所述热罐排污口56成90度；所述的氮封进口52与所述的氮封压控阀10出口连通，所述的单呼阀12与所述的挥发气回收单元连通，所述双呼阀11的入口端与热罐5顶部的双呼阀开口53连通，出口端与大气连通。
进一步，所述的热罐5容积5000～30000m3，采用拱顶结构,设计正压力为3000pa（表），负压力-500pa（表）。
进一步，所述的双呼阀11为紧急泄放安全设施，双呼阀11定压值为1765pa（表），当热罐5顶压力高于1940pa（表）时，双呼阀11开启向外排气，当热罐5顶压力低于1605pa（表）时，双呼阀11关闭，当热罐5顶压力低于-294pa（表）时，双呼阀11开启向热罐5内补充空气，防止热罐5憋压或抽瘪。
进一步，所述热罐5的罐顶保温采用微纳米隔热板（3mm）+真空成型陶瓷纤维板（60mm）保温层，外层喷涂硬质聚氨酯隔水层+金属彩钢板保护，罐壁保温采用衬微纳米隔热板（3mm）+真空成型陶瓷纤维板（180mm）+金属彩钢板保护，以保证保温层外表面温度小于50℃，减少热损失。
进一步，所述的热罐5采用氮封，以热罐5顶压力进行自动控制，隔绝空气与罐内油品直接接触，避免空气中的氧气与中间产品中所含的不饱和烃在高温储存过程中发生氧化生成胶质或其它含氧物质，造成氢气消耗增加、催化剂孔道堵塞及设备结垢，影响下游装置的运行周期和催化剂的寿命。
进一步，所述的热罐5罐顶采用氮封，压力信号取热罐5罐顶压力进行自动控制，隔绝空气与罐内油品直接接触，避免空气中的氧气与中间产品中所含的不饱和烃在高温储存过程中发生氧化生成胶质或其它含氧物质，造成氢气消耗增加、催化剂孔道堵塞及设备结垢，影响下游装置的运行周期、加工损失和催化剂的寿命。
本发明所述的挥发气回收单元为回收从热罐5中汽化的水分、挥发的轻油和轻烃气的净化处理装置，其包括通过管道依次连通的单呼阀出口54、单呼阀12、防爆轰型阻火器13、变频引风机14、水冷器15、三相分离罐16、脱硫塔21和轻烃气排放线25组成，所述三相分离罐16底脱水包出口与污水泵17入口相连通，污水由所述污水泵17间歇地通过污水输出线18输送至酸性水汽提装置；所述三相分离罐16底部出口与轻油泵19入口相连通，轻油由所述轻油泵19增压通过轻油输出管线20间歇地输送至轻油罐区；所述三相分离罐16顶部出口与脱硫塔21底部进气口相连通，不凝的轻烃气从脱硫塔21底部进入；所述脱硫塔21顶部出口通过轻烃气排放线25与低压瓦斯管网连通，所述脱硫塔21底部出口与碱液泵22入口端连通，所述碱液泵22出口分两路，第一路管道为碱液循环管线24，与脱硫塔21顶部碱液进口连通，第二路管道为碱渣输出线23，与酸性水汽提注碱罐连通。
进一步，所述脱硫塔21为填料塔，浓度5-15%（质量浓度）的氢氧化钠碱液由碱液泵22增压，通过碱液循环线24输送至脱硫塔21顶部，与从脱硫塔21底部进的轻烃气在脱硫塔21内逆流接触，脱除硫化物，脱硫后的轻烃气通过轻烃气排放线25进入低压瓦斯管网，从塔底抽出的碱液循环使用，在碱液浓度低于5%（质量浓度）时，由碱液泵22增压，通过碱渣输出线23间歇地输送至酸性水汽提装置用作注碱。
采用上述系统进行中间产品热罐进料的方法，该方法可分为热罐进出料过程和挥发气回收过程，其中，
所述的热罐进出料过程包括如下步骤：
（1）从上游装置来的中间产品，不经过空冷或水冷冷却降温，以较高的温度（100～180℃）进入静态混合器，通过混合使进热罐的温度及性质均匀；
（2）中间产品在热罐高温储存，进行缓冲沉降和静置净化，柴油组分储存温度100～155℃，蜡油组分储存温度100～180℃，热罐平均停留时间3～6天；
从上游装置携带的固体杂质沉降至热罐罐底，在停工检修时加以清理，所携带的水份、低沸点的轻油以及微溶的轻烃气（主要指液化气和瓦斯气）在热罐高温静置过程中，汽化或释放出来，进入热罐上部的气相空间，实现脱水、脱轻油和脱轻烃气；
（3）经过热罐均质均温以及脱水脱气后的中间产品，从热罐底部抽出由进料泵增压，送入下游装置加工。
本发明中所述的上游装置指常压装置、催化装置和焦化装置，所述的下游装置指加氢精制装置、加氢改质装置或加氢裂化装置。
本发明中所述的中间产品是指柴油组分或蜡油组分，柴油组分包括常压装置生产的常压柴油、催化装置生产的催化柴油、焦化装置生产的焦化柴油，馏程范围为180～365℃；蜡油组分包括常压装置生产的常压蜡油、催化装置生产的催化重循环油、焦化装置生产的焦化蜡油，馏程范围为350～500℃，中间产品按照柴油组分和蜡油组分分罐热储存。
所述的挥发气回收过程包括如下步骤：
（1）在热罐顶部通过压力控制通入氮气，充满热罐内部气相空间，维持热罐内气相压力在300pa（表）左右，以隔离油品与空气的直接接触；
（2）汽化的水分和挥发的油气从热罐顶部出来，经过单呼阀、防爆轰型阻火器，由变频引风机升压送至水冷器冷却，变频引风机通过油气管道的压力进行自动控制，当入口压力高于300pa（表）时，变频引风机启动，当入口压力低于-300pa（表）时，变频引风机停止运行；单呼阀的定压值为1100pa（表），在热罐顶压力高于1200pa（表）时，单呼阀开启，当热罐顶压力低于1000pa（表）时，单呼阀关闭；
（3）油气经过水冷器冷却20～40℃，进入三相分离罐进行水、油及气分离，冷凝下来的污水间歇地由污水泵送至酸性水汽提加以处理，轻油由轻油泵间歇地送至罐区轻油罐，轻烃气进脱硫塔；
（4）轻烃气进脱硫塔塔底，与来自于塔顶的浓度5～15%（质量浓度）的氢氧化钠稀碱液逆流接触，脱除轻烃气中的硫杂质，脱硫后的轻烃气通过低压瓦斯管网排放至气柜，再通过气柜加以回收。稀碱液通过碱液泵进行循环利用，待碱液浓度降低到5%（质量浓度）以下时，由碱液泵增压输送至酸性水汽提装置作注碱。
实施例2
和实施例1不同的是，本实施例中的上游装置中间产品为常减压装置生产的减压蜡油、催化装置生产的催化重循环油、焦化装置生产的焦化蜡油，馏程范围为350-500℃。下游装置为蜡油加氢改质装置，操作压力为13.8mpa（表），脱除硫、氮杂质，并对蜡油组分中的多环芳烃进行深度饱和，生成单环芳烃，作为优质的催化原料。
采用本实施例的装置进行蜡油组分热罐进料的方法，该方法可分为热罐进出料过程和挥发气回收过程，其中，
所述的热罐进出料过程包括如下步骤：
（1）从上游装置来的中间产品，不经过空冷或水冷冷却降温，以温度170℃进入静态混合器，通过混合使进热罐的温度及性质均匀；
（2）中间产品在热罐高温储存，进行缓冲沉降和静置净化，蜡油组分储存温度170℃，热罐平均停留时间3天；
从上游装置携带的固体杂质沉降至热罐罐底，在停工检修时加以清理，所携带的水分、低沸点的轻油以及微溶的轻烃气在热料高温静置过程中，汽化或释放出来，进入热罐上部的气相空间，实现脱水、脱轻油和脱轻烃气；
（3）经过热罐均质均温以及脱水脱气后的中间产品，从热罐底部抽出由进料泵增压，送入下游蜡油加氢改质装置加工。
所述的挥发气回收过程包括如下步骤：
（1）在热罐顶部通过压力控制通入氮气，充满热罐内部气相空间，维持热罐内气相压力在300pa（表）左右，以隔离油品与空气的直接接触；
（2）汽化的水分和挥发的油气从热罐顶部出来，经过单呼阀、防爆轰型阻火器，由变频引风机升压送至水冷器冷却，变频引风机通过油气管道的压力进行自动控制，当入口压力高于300pa（表）时，变频引风机启动，当入口压力低于-300pa（表）时，变频引风机停止运行；单呼阀的定压值为1100pa（表），当热罐顶压力高于1200pa（表）时，单呼阀开启，当热罐顶压力低于1000pa（表）时，单呼阀关闭；
（3）油气经过水冷器冷却40℃，进入三相分离罐进行水、油及气分离，冷凝下来的污水间歇地由污水泵送至酸性水汽提加以处理，轻油由轻油泵间歇地送至罐区轻油罐，轻烃气进脱硫塔；
（4）轻烃气进脱硫塔塔底，与来自于塔顶的浓度15%（质量浓度）的氢氧化钠稀碱液逆流接触，脱除轻烃气中的硫杂质，脱硫后的轻烃气通过低压瓦斯管网排放至气柜，再通过气柜加以回收；稀碱液通过碱液泵进行循环利用，待碱液浓度降低到5%（质量浓度）以下时，由碱液泵增压输送至酸性水汽提装置作注碱。
实施例3
和实施例2不同的是，本实施例中的上游装置为常压装置、催化装置和焦化装置，分别生产常压柴油、催化柴油和焦化柴油，馏程范围为180-365℃，下游装置为柴油加氢精制装置，加氢压力10.0mpa（表），脱除硫、氮杂质和芳烃深度饱和，生产国v车用柴油。
采用本实施例的装置进行柴油组分热罐进料的方法，该方法可分为热罐进出料过程和挥发气回收过程，其中，
所述的热罐进出料过程包括如下步骤：
（1）从上游装置来的中间产品柴油组分，不经过空冷或水冷冷却降温，以温度155℃进入静态混合器，通过混合使进热罐的温度及性质均匀；
（2）中间产品在热罐高温储存，进行缓冲沉降和静置净化，柴油组分储存温度155℃，热罐平均停留时间6天；
从上游装置携带的固体杂质沉降至热罐罐底，在停工检修时加以清理，所携带的水分、低沸点的轻油以及微溶的轻烃气在热料高温静置过程中，汽化或释放出来，进入热罐上部的气相空间，实现脱水、脱轻油和脱轻烃气；
（3）经过热罐均质均温以及脱水脱气后的中间产品，从热罐底部抽出由进料泵增压，送入下游装置加工。
所述的挥发气回收过程包括如下步骤：
（1）在热罐顶部通过压力控制通入氮气，充满热罐内部气相空间，维持热罐内气相压力在300pa（表）左右，以隔离油品与空气的直接接触；
（2）汽化的水分和挥发的油气从热罐顶部出来，经过单呼阀、防爆轰型阻火器，由变频引风机升压送至水冷器冷却，变频引风机通过油气管道的压力进行自动控制，当入口压力高于300pa（表）时，变频引风机启动，当压力低于-300pa（表）时，变频引风机停止运行；单呼阀的定压值为1100pa（表），当热罐顶压力高于1200pa（表）时，单呼阀开启，当热罐顶压力低于1000pa（表）时，单呼阀关闭；
（3）油气经过水冷器冷却35℃，进入三相分离罐进行水、油及气分离，冷凝下来的污水间歇地由污水泵送至酸性水汽提装置加以处理，轻油由轻油泵间歇地送至罐区轻油罐，轻烃气进脱硫塔；
（4）轻烃气进脱硫塔塔底，与来自于塔顶的浓度10%（质量浓度）的氢氧化钠稀碱液逆流接触，脱除轻烃气中的硫杂质，脱硫后的轻烃气通过低压瓦斯管网排放至气柜，再通过气柜加以回收，稀碱液通过碱液泵进行循环利用，待碱液浓度降低到5%（质量浓度）以下时，由碱液泵增压输送至酸性水汽提装置作注碱。
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