燕山石化炼油二厂实习报告(共26页)

《燕山石化炼油二厂实习报告(共26页)》由会员分享，可在线阅读，更多相关《燕山石化炼油二厂实习报告(共26页)（26页珍藏版）》请在装配图网上搜索。

1、精选优质文档-倾情为你奉上2011年9月19日至23日，我们在燕山石化度过了为期五天的实习，参观了炼油二厂的相关设备。燕山石化公司是中国石化集团下属的特大型石油化工联合企业之一，成立于1970年7月20日。公司拥有生产装置88套，辅助装置71套。原油加工能力为1000万吨/年，乙烯生产能力达80万吨/年，可生产欧标准的清洁汽油、柴油、航空煤油、石蜡、乙烯、聚乙烯、聚丙烯、苯酚、丙酮、顺丁橡胶、丁基橡胶等120种494个牌号的石油化工产品，其中树脂及塑料、合成橡胶、基本有机化工产品是国内最大的生产商之一。其炼油产品有，柴油，液化石油气和汽车用液化气，工业硫磺，润滑油基础油，苯，渣油，液氨，精丙烯

2、等产品。原油加工能超过1000万吨/年，2007年6月22日，1000万吨/年炼油系统改造工程实现一次开车成功，至此，燕山石化成为国内首家欧标准清洁成品油生产基地，用十年时间走完西方发达国家二十年走过的油品质量升级之路。乙烯生产能力超过90万吨/年（包含全资子公司东方石化），主要产品中，合成树脂、合成橡胶、苯酚丙酮是国内最大的生产商之一。燕山分公司始终坚持以技术进步为先导，以服务客户为宗旨。汽油、聚乙烯、聚丙烯、顺丁橡胶等12大类产品多次荣获国家优质产品奖，14种产品被命名为“北京市名牌产品”。燕山分公司大力推进技术进步，在国内石化业率先进行了两轮乙烯改造，走出了一条系统优化、内涵发展的道路。

3、公司拥有了一批达到国内先进水平的自有技术，有368项科技成果通过部市级以上鉴定，269项技术成果在国内外获得专利权，并开创了我国成套石化技术出口的先河。燕山石化炼油化工工艺技术有中压加氢裂化（RMC）技术，催化裂化汽油加氢异构脱硫降烯烃（RIDOS）技术，10万吨大型裂解炉技术，乙烯三聚制1-己烯技术，NFM抽提蒸馏分离芳烃新工艺，苯和乙烯液相烷基化生产乙苯成套工业化技术开发，分子筛法异丙苯成套技术，间苯二甲酸生产技术，乙腈法抽提丁二烯技术，MTBE裂解制异丁烯工业成套技术，丁基橡胶聚合新工艺，万吨级丁苯热塑性弹性体工业成套技术，镍系顺丁橡胶成套新技术，间歇溶聚丁苯橡胶工业成套技术其中，中压加

4、氢裂化技术简介如下：燕山石化中压加氢裂化装置投产于2001年，由燕山石化公司与中国石化石油化工科学研究院、中国石化工程建设公司（SEI）合作开发的中压加氢裂化（RMC）成套技术以减压蜡油馏分为原料，在中等压力下，多产优质尾油作蒸汽裂解制乙烯原料，兼产高芳潜的石脑油馏分及优质清洁低凝柴油馏分。该技术采用的精制催化剂加氢脱氮性能优异，裂化催化剂选择性开环能力强，具有明显的降低尾油BMCI值效果；操作方案灵活，原料适应性强，既可按加氢改质方案加工催化裂化柴油，也可按加氢裂化方案加工VGO增产优质乙烯原料；产品质量好，尾油BMCI值低，柴油满足“世界燃油规范”类柴油标准；投资和操作费用同比降低20%-

5、30%，总体技术达到国际先进水平。该项目获得2005年度国家科技进步二等奖、中国石化集团公司科技进步一等奖。到目前为止，RMC技术已成功应用于燕山石化130万吨/年、上海石化150万吨/年、扬子石化100万吨/年和湛江东兴炼油120万吨/年加氢裂化装置，总加工能力达500万吨/年。该技术的开发与应用，为生产优质乙烯原料提供了技术支撑，提高了企业的经济效益。催化裂化汽油加氢异构脱硫降烯烃（RIDOS）技术简介如下：由中国石化石油化工科学研究院、燕山石化公司与中国石化工程建设公司合作开发的催化裂化汽油加氢异构脱硫降烯烃（RIDOS）技术是针对国内高烯烃催化裂化汽油开发的具有自主知识产权的脱硫降烯烃

6、专有技术。该技术在深度脱除催化裂化汽油硫和烯烃的同时，辛烷值损失较小，并可灵活调节降低汽油烯烃幅度与辛烷值损失，具有良好的原料适应性和操作稳定性。RIDOS技术在燕山石化公司22万吨/年工业试验装置应用结果表明，在设定的反应压力、温度条件下，催化裂化汽油烯烃含量从46.0%49.5%降到16.8%18.9%，硫含量从109182mg/g降到915mg/g，抗爆指数损失1.31.6个单位，汽油收率89.3%90.7，化学耗氢0.91%1.03。通过优化，当催化裂化汽油烯烃含量从48.6%降到27.7%、硫含量从190mg/g降到50mg/g时，抗爆指数损失为0.5个单位，汽油收率96.7，化学耗

7、氢0.60。该技术在高烯烃含量催化裂化汽油加氢脱硫降烯烃方面达到国际领先水平。该技术于2004年11月通过中国石化集团公司组织的项目鉴定，并获中国石化集团公司科技进步二等奖。随着我国汽油标准的日趋严格，RIDOS技术有望在催化裂化汽油降烯烃、脱硫方面得到应用。10万吨大型裂解炉技术简介如下：在吸收CBL-型裂解炉技术经验的基础上，燕山石化公司、中国石化工程建设公司（SEI）、中国石化北京化工研究院、南京石化工业炉联合设计研究所等联合开发了单台裂解炉乙烯产能达10万吨/年的大型裂解炉工程技术。同时结合燕山石化第二轮乙烯改扩建开发了原料适应性强、选择性高、生产能力大、热效率高的大型裂解炉。获得20

8、06年度国家科技进步二等奖。该技术的开发成功，为新建改扩建乙烯装置大型裂解炉的国产化提供了宝贵的实践经验，为进一步开发建设更大型裂解炉提供了技术依据，同时为燕山石化公司调整产品结构、原料多样化和效益最佳化发挥了重要的作用。随着10万吨大型裂解炉在燕山的开发应用成功，杨子石化、金山石化、大庆石化等乙烯厂在第二轮改造过程中，均采用了年产10万吨的两台大型裂解炉技术。10万吨大型裂解炉的开发成功，不仅填补了国内大型裂解炉的空白，增强了我国乙烯技术的国际竞争力，同时由于设备国产化率达到95%以上，也带动了国内相关机械制造工业、冶金工业的发展。现重点介绍我们所参观的炼油二厂常减压生产装置，催化裂化装置，

9、汽柴油加氢生产装置，铂重整装置。常减压生产装置：1车间概况11车间概况常减压装置是常压蒸馏和减压蒸馏两个装置的总称，因为两个装置通常在一起，故称为常减压装置。主要包括三个工序：原油的脱盐、脱水；常压蒸馏；减压蒸馏。从油田送往炼油厂的原油往往含盐(主要是氧化物)带水（溶于油或呈乳化状态），可导致设备的腐蚀，在设备内壁结垢和影响成品油的组成，需在加工前脱除。参照目前国内外常减压蒸馏工艺过程的现状和发展，根据所加工的混合原油特点、全厂总加工流程规划要求的产品方案和下游装置对原油的要求，本装置采用电脱盐-初馏塔-常压塔-减压塔的工艺路线。改造后的常减压装置由电脱盐部分、初馏部分、常压部分、减压部分、原

10、油换热网络部分、轻烃回收部分等六部分组成。常减压生产装置是由中国石化建设工程公司（SEI）设计，燕山建安公司承建，加工能力为800万吨/年，装置于2005年12月建成。12原料与能耗常减压蒸馏I装置按照加工俄罗斯原油、阿曼原油和沙特轻质原油的混合原油（混合比例为3:4:3）设计，原油硫含量1.17wt%。经常减压分流后的常一线去航煤加氢装置进行加氢，常二线去柴油加氢罐区作为柴油加氢原料，常三线和减顶油、减一线合并去加氢改质罐区，减二、三线蜡油作为加氢原料去加氢裂化罐区以及新建200万吨/年新区加氢裂化装置，减底渣油去新区焦化装置以及焦化罐区作为焦化原料。燕化做了如下改造：第一，增加了热管式空气

11、预热器，使空气预热温度达到254；第二，采用了加热炉全密封技术，有效地控制了加热炉的泄漏和散热。本装置能耗为407MJ/t原油，国内常减压装置的平均能耗在461-502MJ/t左右。国外常减压装置从文献上得到的资料来看最先进的能耗大约在440MJ/t左右。因此本装置的能耗较低，在国内外处于领先水平。节能措施：1、能量的工艺利用环节：优化各塔设备的中段取热，尽量多取高温位的热量；减少塔底蒸汽用量；抽出常压塔的过汽化油。2、能量回收环节：运用夹点分析优化换热网络，改进换热网络的跨夹点传热和不垂直匹配；考虑全厂的蒸汽动力系统平衡，尽量将中段取热用于加热原油而非发生蒸汽；强化部分换热设备；充分利用炼厂

12、低温热。3、能量转换环节：提高加热炉效率，降低排烟温度。 4、其他流程和设备的辅助改进。5、保证加热炉燃烧效果，这是节能、环保的双重要求。6、优化换热流程，最佳利用装置余热。7、全厂综合考虑，合理控制汽化率，如减压停开甩常压重油进催化或与延迟焦化等装置热油联合。8、原油加温切水控制，充分利用低温热源，开好电脱盐装置。9、合理安排生产任务，尽量实现高负荷运行，减少开停工。13产品常压系统：石脑油、重整原料、煤油、柴油等产品。减压系统：润滑油馏分、催化裂化原料、加氢裂化原料、焦化原料、沥青原料、燃料油等。14安全与环保车间安全规定：1.严格执行上级用火管理制度、安全规程、政策条例,及有关安全生产方

13、针。2.新工人进装置必须经过“三级”安全教育,未经安全教育或安全技术考试不合格者不得上岗操作。3.进入装置必须穿好工作鞋、工作服,戴好工作帽,女同志的长发必须放在工作帽中。不得穿凉鞋、拖鞋和带钉子的鞋进入装置区。4.高处作业人员必须系好安全带，带好安全帽，禁止穿硬底和带钉易滑的鞋。进行三级以上高处作业时，必须办理高处作业票。无高处作业票严禁施工作业。患有疾病或不适于高处作业的人员，不得从事高处作业。5.高处作业严禁上下投掷工具、材料和杂物等所用材料要堆放平稳，必要时要设警戒区，并设专人监护。工具应放进工具袋内，有防止坠落措施。在同一平面上，一般不得进行上下交叉高处作业，如需作业，中间应有隔离措

14、施。6.凡在生产区域内进入或探入炉、塔、釜罐槽车以及管道、烟道、隧道、下水道、沟、坑、井、涵洞等封闭、半封闭及场所作业统称进入设备作业。7.进入反应器、容器、塔或其它密闭设备内作业时,必须经采样分析有毒物质浓度、氧含量和可燃气体浓度，可燃气体浓度、有毒物质浓度符合国家规定,氧含量达到20%以上,采样要有代表性，设备容积较大时要对上、中、下各部位取样分析，每隔4小时采样复查一次，并设一至两人监护。8.进入塔、罐或容器作业时,如涉及到有动火、临时用电、起重吊装、高处作业等必须办理有关票证。进设备作业的人员、工具、材料要登记，作业前后要清点，照明必须使用12伏的安全行灯,并有防护罩。9.进入设备作业

15、必须有专人监护，注明作业时间，不得在无监护人或作业时间以外作业。10.监护人对安全措施落实情况进行检查，发现落实不好或安全措施不完善时，有权提出暂不进行作业。11.监护人应和作业人员拟定联络信号。发现异常，应及时制止作业，并立即采取救护措施。12.劳动保护着装和器具不符合规定不作业。13.装置区临时用电要按规定办理用火票由用电单位持用电票办理临时用电票。14.安装临时电源临时用电线路，必须由电工安装，安装必须严格执行电气施工、安装规范。15.临时电源、电气元件和线路要达到相应的防爆等级要求，并采取相应的防爆安全措施。16.临时用电线路架空时，不能采用裸线，装置内不得低于25米，严禁在脚手架上架

16、设临时用电线路。17.临时用电设施，必须安装符合规范要求的漏电保护器，移动工具、手持式电动工具应一机一闸一保护。18.非防爆电瓶车、机动三轮车、拖拉机、翻斗车等，不得进入生产装置。19.装卸化学危险品的车辆必须经保卫交通部门对车辆、证件、防火器材等检查合格，所进车辆必须配有押运员，同时生产装置派出监护人员负责监护方可进装置。20.进装置车辆必须办理机动车辆进生产装置区进车票，并按进车票的要求方可驶进。21.进装置车辆必须佩带好防火帽。22.车辆进装置时必须配有监护人监护，并听从监护人员的指挥。23.生产装置发现异常情况机动车立即熄火，停止作业。24.在有毒作业场所作业,必须戴好防护用具,采取可

17、靠的安全措施，并有专人监护方可进行。25.严禁携带火柴、火机、不防爆的通讯器材(如B机、大哥大等)及易燃易爆物品进入装置。在装置运行期间及临氢状态下,严禁在装置区使用非防爆电器(包括电热煲、电炉子、手机等)。26.严禁用汽油或溶剂油擦洗设备、机件、地面及衣物。27.生产期间（包括开、停工）在临氢区域内不得使用黑色金属工具拆卸或敲打管线设备，必须使用防爆工具。28.严禁在装置内随意排放汽油、柴油、氢气、瓦斯等。29.严禁在高温设备管线上烘烤食物和其它物品。30.严禁用压缩风压送轻油及吹扫置换轻质油类的管线和容器。31.严禁带压更换填料、垫片,确有必要时需办理手续,采取可靠的安全措施后方可处理。3

18、2设备及工艺系统开停工时,必须用惰性气体(N2)置换合格,严防氢气、油气、瓦斯气体在系统内与空气直接混合形成爆炸性气体。33.启用冷换设备时,应先开冷流后开热流,停用时应先停热流后停冷流。提温提量时应先提量后提温,停工时先降温后降量。34.加热炉点火前,必须用蒸汽吹扫,吹扫时间15分钟再经炉堂气体分析合格后方可点火。加热炉严禁正压操作。35.不得随意动用和挪动装置内的消防器材,并要设专人负责和维护,作到常备不懈。36.当班人员要坚守岗位,不得离岗、串岗,不准看与生产无关的书报、杂志及从事与生产无关的活动。37.机房天车未经领导批准不得动用。38.设备管线必须有导除静电的接地装置,并定期检查可靠

19、性。 正常状态下的环境保护：1.保持装置含硫污水密闭排放。2.环保设施正常运行。3.不得向装置边沟排放污油，保持边沟干净无油污。4.机泵、换热器、冷却器检修放油时，要尽可能将油品回收，不得将油排至污水井中。5.认真巡检，搞好环境卫生，发现问题及时处理。6.加热炉运行时，不允许冒黑烟，因操作波动冒黑烟，应及时调整。开工时环境保护：1，在装置开工进料前，提前将环保设施中的设备安装就位，达到运行条件。2，各低点排空、放空要全部关死，物料进装置期间，要加强检查，以防污物外漏。3，要控制好各容器的界位、液位，严禁冒罐。4，整个开工过程中，加强跑、冒、滴、漏检查，不应跑油，发现泄漏及时联系保运人员处理。5

20、，做好开工期间的密闭排液，严禁乱排乱放。各容器切水时，禁止跑油。 装置停工过程环保管理：1，停工前要作好排污计划，并上报环保部。2，装置停工过程应将油退净，防止扫线过程中出现跑油，如发生跑油应做好回收工作。3，排污工作应按排污计划进行，减轻下游的压力。4，加强环保设施的维护及检查，保护环保设施在停工期间正常好用。5，大修中要作到文明施工，不乱打，不乱敲，不发出高分贝噪音影响施工现场。2生产工艺、运行与维护21工艺流程说明（1）本装置加工的几种进口原油含盐量一般不超过60mgNacl/L，装置设计采用吸收国外先进技术开发的二级高速电脱盐技术，确保原油脱后含盐不大于3mgNacl/L，含水不大于0

21、.2%，排水含油不大于100ppm。（2）初馏塔共有26层塔板，初侧与常一中返塔一起进常压塔34层，初馏塔采用提压方案，将原油中的轻烃在稍加压力的条件下溶于初顶油，初顶油经泵升压后去稳定塔回收其中的轻烃，石脑油去做重整原料，干气、液化气去焦化装置脱硫。（3）常压塔选用板式塔，板内件采用国内先进高效导向浮阀塔盘。常压塔内设50层塔盘，抽出3条侧线，承担石脑油、航空煤油，柴油的分离任务，设计常压拔出率为50.99%。（4）根据生产方案要求，减压塔选用全填料内件。减压塔内设5段填料及相应的气液分布器以及气体分布器。为满足加氢裂化装置对原料中重金属含量、残炭、C7不溶物等指标的限制要求，优化了洗涤段液

22、体分布器，洗涤油的喷淋量，洗涤段集油箱的设计。减一线坐柴油加氢料或与减二、三线合并去蜡油加氢。减压塔顶采用高效喷射式蒸汽抽空器加上机械抽真空混合真空系统，在保证减顶真空度的前提下，降低装置能耗。减压塔顶的操作压力设计值为12mmHg（绝）。（5）通过系统化的减压蒸馏技术，使装置在生产高质量馏分油的同时，达到深拔节能的目的。采用“窄点”技术，对原油换热网络进行优化设计，充分利用装置余热，使原油换热终温达到295，并在不影响换热终温的前提下，利用合适温位的物流发生蒸汽装置供装置自用，会受低温余热，降低能耗。在初馏塔顶、常压塔顶和减压塔顶设置了注氨、注水、住缓蚀剂等防腐措施。加热炉采用热管式空气预热

23、器，尽量降低加热炉排烟温度，使加热炉温度达到90%以上。采用大直径低速转油线以及100%炉管吸收转油线热膨胀技术，减小减压转油线的压降和温降，从而降低低压炉的出口温度，延长减压炉的操作周期。22主要工艺指标与技术先进性装置操作的技术数据：1、保持减压塔顶真空度的稳定，真空度指标为12mmHg，波动范围5mmHg；2、控制减压塔顶温度70，波动3，减顶回流量90t/h；3、保持电脱盐罐脱盐压力的平稳，一般一级罐的压力为1.6MPa左右，二级罐4、压力为1.4MPa左右，保持拖延操作温度为110140；5、根据原油进料量调节脱盐注水量，注入量控制为原油量的36%；6、电脱盐罐的界位一般控制在20-

24、50%；7、控制蒸汽发生器的液面平稳，一般维持在50-60%左右。23运行与控制（举例简述主要故障报警以及处理方法）填料吹翻的原因有可能有以下：1、回来带水汽化量大。2、塔顶真空度提的太快或是不适当或是有较大幅度的波动。3、在安装填料时不合格。4、在长时间生产使用中由于生产需要炉温的逐渐的提高造成的汽化量大,而且因炉温高造成填料层上的结焦。5、如果是湿式减压,塔底和各测线和汽提蒸汽量大,压力不稳,严重带水。6、不排除在操作过程中对设备的监视不足或是某冷却器的泄漏问题。7、进料油品性质大幅度波动,变轻。8、在正常生产中改某个流程,误开水阀或是蒸汽阀等。塔底塔板吹翻的原因有可能有以下： 1,进料温

25、度过高汽化量大。2.汽提蒸汽量,压力波动大,严重带水。3,炉温过高,塔板或进料分布器结焦严重造成的。4.设计上塔板的开孔率底。 5,超负荷运行。6,仪表故障引起盲目提炉温或是某个测温点造成结焦。7,洗涤油量不足造成结焦引起吹翻。8,进料油品性变化严重或是常压系统没有拔完也就是常压分馏失常处理方法或原则：一般来说,只能一一排除,参考最近期内的操作参数变化及维修设备情况和验收情况，找到原因对症下药。3主要流程图常压塔、减压塔都是精馏设备，精馏塔内在存在内回流的条件下，气液在塔盘上经过多次逆流接触，进行相间传质、传热，使混合物各种馏分在不同的温度下和压力下有效地分离。常压蒸馏是在接近常压的条件下，将

26、原油加热至部分气化后使其在常压塔内利用各段馏分油不同的馏程范围，通过回流调整塔内温度梯度和气液相负荷的分布，利用塔盘的分离作用，将各种油提取出来，以得到所须的产品。减压蒸馏是利用蒸汽抽空器使减压塔保持负压状态，常压渣油经减压炉进一步加热后，进入减压塔进行部分气化蒸馏，使沸点较高的馏分在低于其常压沸点的温度下气化蒸发，从而避免了汽化温度过高造成渣油热裂化和结焦。催化裂化装置：炼油厂重油催化裂化是在催化剂的作用下将重质油转化为汽油，柴油及液化气等产品的过程，是主要的加工工艺之一。随着社会的不断发展进步，能源危机日益成为人么注目的焦点，而催化裂化作为重油深度加工装置，日益显示出其重要作用，我国通过催

27、化裂化工艺生产的汽油约占全国商品汽油的70%，柴油占全国总量的30%，液化气占炼油厂总量的90%以上。根据中石化总公司“八五科技进步规则”的精神和炼油厂的“九五规划”，为充分利用石油资源，提高二次加工能力，改善产品结构，增加全厂轻质油收率，减少重油产品特拟建此套（200万吨/年）重油催化裂化装置。本装置是全国最大的重油催化裂化装置之一。1车间概况11车间概况此重油催化裂化装置于1998年6月23日建成投产，掺练减压渣油60%，再生器采用同高并列式两段再生技术，2005年3月进行了MIP改造。根据北京市大气污染物排放标准，烟气SO2最高允许排放浓度为150mg/m3，颗粒物为50mg/m3，为此

28、，三催化后增上美国贝尔格EDV湿法脱硫工艺，三催化是国内第一套采用美国贝尔格EDV湿法脱硫工艺设计的催化裂化装置。为了控制再生烟气的SO2、粉尘排放量，达到北京市地标炼油与石油化学工业大气污染物排放标准（DB11/447-2007），再安装一套后处理系统，该后处理系统不仅处理三催化200万吨/年渣油催化裂化装置烟气脱硫系统排出的浆液，还处理二催化脱硫塔排出的浆液。12原料本装置所需的主要原料为蒸馏装置的常三，常四，减二，减三，减四，减五线，减压渣油以及酮苯蜡膏，糖醛抽余油和丙烷脱沥青油等。能耗水平一般在6080千克标油/吨原料之间，现在随着环保要求的越来越高，造成某些装置因为降烯烃的需要，能耗

29、更高。节能措施：1、在设计选型时，单段再生优于两段再生；2、优化特殊工艺装置的操作，降低DCC工艺装置能耗；3、优化再生操作，控制合理的耗风指标；4、优化催化原料性质，降低原料残炭，降生焦率；5、控制原料油金属和盐的含量；6、控制较高的原料油预热温度，应控制不低于195，改善雾化效果，降低生焦率；7、优选催化剂，采用重油裂解能力强的催化剂和低回炼比操作，以提高目的产品的转化率和收率，减少生焦；8、优化吸收操作，避免过度吸收；9、加强对循环水的管理，控制循环水温升不低于8；10、优化低温余热流程。13产品本装置主要产品有：汽油，柴油，液化气，干气和重油（油浆）。汽油是本装置生产的主要产品之一，其

30、设计牌号为91号，收率为47.2%。汽油常用于汽油燃动机，是比较重要的一种动力能源，主要用于轻型汽车，活塞式发动机的飞机，快艇和小型发电机等。柴油也是本装置的主要目标产品，其设计牌号为-10号和0号，收率通常为24.28%，根据季节变化和市场对柴油的使用要求，我们可以通过改变操作条件来生产所需要的目标产品。柴油的用途相当广泛，主要用于大马力的运输机械，现已广泛用于载重汽车，拖拉机，曳引机，机车，船舶以及各种农业，矿山，车用机械作为动力设备，其功率从几十马力到四万马力左右，液化气也是本装置的总要产品，其设计收率有10.736%。它通常用作民用燃料，但随着科学技术的日新月异，液化气的用途也有了新的

31、变化，比如：由于世界环卫组织宣布氟利昂严重影响生态环境，造成臭氧层破坏，故研究氟利昂的替代产品显得尤其重要，而液化气正是理想的原材料之一。另外，更重要的是以液化气为原料，生产各种化工原材料，例如：从液化气中分离出丁烯-2产品供橡胶厂生产丁苯橡胶使用，丙烯产品供化工厂生产聚丙烯。干气是催化裂化装置的副产品之一，其收率大约为3.728%。干气主要用作本厂的自用燃料气，比如：锅炉产汽，加热炉对原料以及中间产品预热等，近几年随着降耗增效呼声的日益加强，消灭火炬，少用燃料油，都用燃料气的节能降耗措施正在全国石化行业轰轰烈烈的展开。14安全和环保安全方面严格遵照车间安全规定的要求。排放标准：装置排放的含油

32、污水含油量200mg/l；含硫污水含油量2500mg/l；加热炉燃烧废气林格曼数1，二氧化硫850mg/m，氮氧化物420mg/m，烟尘改质精制至于氢耗方面，与原料油性质，产品质量要求和工艺过程有关。节能措施：1、首先要详细认真分析能耗组成中占主要的组成部分，如瓦斯单耗，蒸汽单耗，电单耗，分析出关键点，针对影响大，采取有效措施；2、注意细节管理，日常水电气风的管理，树立节能意识，加强跑冒滴漏的管理；3、优化换热流程 ； 4、提高加热炉效率；5、利用好循环水，再不影响工艺的前提下，提高进出装置温差； 13产品精制的汽柴油。14安全与环保安全方面严格遵照车间安全规定的要求。正常状态下的环境保护：1

33、.保持装置含硫污水密闭排放。2.环保设施正常运行。3.不得向装置边沟排放污油，保持边沟干净无油污。4.机泵、换热器、冷却器检修放油时，要尽可能将油品回收，不得将油排至污水井中。5.认真巡检，搞好环境卫生，发现问题及时处理。6.加热炉运行时，不允许冒黑烟，因操作波动冒黑烟，应及时调整。开工时环境保护：在装置开工进料前，提前将环保设施中的设备安装就位，达到运行条件。2.各低点排空、放空要全部关死，物料进装置期间，要加强检查，以防污物外漏。3.要控制好各容器的界位、液位，严禁冒罐。4.整个开工过程中，加强跑、冒、滴、漏检查，不应跑油，发现泄漏及时联系保运人员处理。5.做好开工期间的密闭排液，严禁乱排

34、乱放。各容器切水时，禁止跑油。 装置停工过程环保管理：1，停工前要作好排污计划，并上报环保部。2，装置停工过程应将油退净，防止扫线过程中出现跑油，如发生跑油应做好回收工作。3，排污工作应按排污计划进行，减轻下游的压力。4，加强环保设施的维护及检查，保护环保设施在停工期间正常好用。5，大修中要作到文明施工，不乱打，不乱敲，不发出高分贝噪音影响施工现场。2生产工艺、运行与维护21工艺流程说明1、反应部分原料油（焦化装置来的焦化汽油和柴油及催化柴油，45）自罐区来，通过原料油过滤器过滤除去大于25m的微粒后进入原料油缓冲罐（设有燃料气或氮气保护，防止原料氧化），过滤器排出的污油进入反冲洗污油罐）。过

35、滤后的原料油经进原料泵升压至9.5Mpa（表），再与混合氢混合后经反应产物-混氢油换热器、反应产物-混氢油换热器换热至255,后进入了加热炉，加热至326后进入反应器，在催化剂作用下进行脱硫、脱氧、脱氮、烯烃饱和、芳烃饱和等反应。该反应器设置三个催化剂床层，床层间设有注急冷氢设施。从加氢反应器出来的反应产物经反应产物-低分油换热器、反应产物-混氢油换热器、反应产物-混氢油换热器换热至115后，进入反应产物空冷器、反应产物后冷器E-6002降温至45后，进入高压分离器D-6002。为了防止反应产物中的铵盐在低温部位析出，堵塞设备，通过注水泵将除氧水注至反应产物-混氢油换热器、反应产物空冷器上游侧

36、的管道中。冷却后的反应产物在高压分离器中进行油、气、水三相分离。高分气（循环氢）经循环氢压缩机入口分液罐分液后，进入循环氢压缩机升压至8.93MPa（G）与升压后的新氢混合后分两路：一路作为急冷氢进入反应器；一路与原料油混合作为混合进料。含硫、含氨污水自底部排出，与低压分离器含硫污水、脱硫化氢汽提塔顶回流罐含硫污水合并后送至装置外处理。高分油相在液位控制下经调节阀减压后进入低压分离器。闪蒸出的低分气送至焦化装置干气脱硫部分。装置的补充新氢由焦化干气制氢装置生产的氢气提供，经新氢压缩机入口分液罐分液后进入新氢压缩机，经两级升压后与循环氢压缩机出口的循环氢混合成为混合氢。低分油经精制柴油低分油换热

37、器换热至171，再经反应产物低分油换热器换热至264.5，进入脱硫化氢汽提塔。2、分馏部分从反应部分来的低分油在换热到264.5左右后进入脱硫化氢汽提塔，脱硫化氢汽提塔设有24层浮阀塔盘，塔底通入汽提蒸汽，塔顶油气经脱硫化氢汽提塔顶空冷器、汽提塔顶后冷器冷凝冷却至40，进入脱硫化氢汽提塔顶回流罐进行气、油、水三相分离。闪蒸出的气体与低分气合并送至焦化装置干气脱硫部分；含硫污水与高、低分罐污水一起送至装置外；油相经脱硫化氢汽提塔顶回流泵升压后全部作为塔顶回流。为了抑制硫化氢对塔顶管道和冷换设备的腐蚀，通过缓蚀剂泵在脱硫化氢汽提塔塔顶管道注入缓蚀剂。脱硫化氢汽提塔底油进入分馏塔，设有30层浮阀塔盘

38、，塔底设重沸炉，塔顶油气经分馏塔顶空冷器、分馏塔顶后冷器冷凝冷却至40后进入分馏塔顶回流罐。回流罐液相经分馏塔顶回流泵升压后，一部分作为分馏塔的回流，另一部分作为石脑油产品出装置。分馏塔顶回流罐分水包排出的含油污水自流出装置统一处理。分馏塔底油经精制柴油泵升压后经低分油精制柴油换热器、精制柴油空冷器、精制柴油后冷器冷却至45，作为柴油产品送出装置。分馏塔由泵抽出部分柴油，经分馏塔底重沸炉加热提供热量22主要工艺指标与技术先进性汽柴油加氢精制得主要工艺参数为：反应温度、反应压力、空速、氢油比、原料性质和催化剂。在装置确定的情况下，原料性质、催化剂、空速基本确定，不适宜调整。加氢精制主要发生两类反

39、应：硫、氮、氧化合物与氢反应生成H2S、NH3、H2O脱除；芳烃、烯烃加氢饱和反应。反应温度：反应温度对加氢反应影响较大，提高反应温度可以加快反应速度，降低精制油中杂质的含量；但是提高温度加快催化剂积炭速度，影响催化剂活性。反应压力：高反应压力一般会促进加氢反应深度，提高产品质量，同样带来高的操作成本，柴油加氢过程中对应反应压力提高，精制深度会出现一个最大值，然后下降，这是因为原料油完全气化后压力继续升高会降低原料油气分压。空速：降低空速意味着增加原料油与催化剂的接触时间，增加了加氢深度，有利于脱出杂质，但是空速降低，装置加工量降低，影响整个装置的经济效益，催化剂还会增加积炭。氢油比：高氢油比

40、有利于加氢反应的进行，并能有效地带出反应热，减小床层温升，但会带来高的动力消耗和操作费用。 建议对反应温度、压力、氢油比进行权衡调整。对性质较好的原料，可采用稳定其它参数，提高空速的方法提高产量，对性质较差的原料，可采用综合调整压力、温度、空速、氢油比的方法，具体要根据实际情况确定，以达到质量、产量及生产成本的平衡，每套装置都有自己的操作经验23维护与检修由于焦化汽柴油、重油催化柴油中双烯烃、胶质、硫、氮等杂质含量较高，安定性较差，必须经加氢精制改善质量。为减缓原料油在换热器、加热炉管及反应器中结焦、延长开工周期、提高加氢效率，设计中可以采用以下技术措施。原料油采用自动反冲洗过滤处理除去上游装

41、置带来的悬浮在原料油中的焦粉、铁锈等颗粒状的机械杂质，防止这些物质沉积在催化剂表面，增加催化剂与油的接触率，减缓反应器压降的增加，有利于延长装置开工周期 原料油脱水：为脱除上游装置带来的游离水，使原料油含水小于200mg/kg，以保护催化剂，设置了原料油脱水罐。 直接进料及惰性气保护：为了保护催化剂的寿命及活性，对原料采取保护措施是非常必要的，因为原料中溶解的游离氧，在较低温度（150250）下，极易与二烯烃反应生成胶质，增加反应器压降。严重时会损坏设备、以致停工。为保护装置长周期安全运转，在中间原料油罐及装置内原料缓冲罐顶部设置了氮气保护措施，使原料不与空气接触，实践证明，此项保护措施十分有

42、效。连续运转几年来，催化剂床层压力降变化不大，直到2003年催化剂床层压降才迅速增加，并于2003年5月进行了催化剂第二次撇头，2001年10月的第一次撇头目的是为了检查催化剂状况，撇头中观察催化剂状况良好。 炉前混氢：原料油混氢后，采用一路与高温反应产物换热进加热炉的流程，方便操作，使换热器官程流速大于4m/s。换热器后的混氢原料油进入反应进料加热炉升温。炉管内流速达818m/s，呈环雾状态流动，由于炉管内流速快，停留时间短，有利于传热，同时也可延缓炉管内结焦。 反应进料加热炉：采用单排管、双面辐射箱式炉。热强度高（40000kcal/hm2），压力降小，由于采用畜热式多火嘴燃烧器，调节炉温

43、方便，传热均匀，炉管表面温度不易局部过热。炉管内流速高，流动状态好，传热效率（80%以上）高。 换热方案：为节能，在考虑反应系统换热方案时，应用ASPEN PLUS程序作了换热方案比较，合理安排高温位、热容量大与低温位、热容量小的物流的换热顺序，合理选择冷端温度，使热量最大限度的得到应用，使总的传热过程在较高的平均传热温差下进行，温度校正系数均0.8以上。获得较高的（平均9000kcal/m2）换热强度。其换热量占整个热负荷的80%以上。 实际生产过程中发现，分馏炉热负荷过小，而反应炉热负荷有余量，通过技术改造，调整换热流程，停用分馏炉，进一步降低了装置能耗。3主要设备原理与参数加氢主要工艺条

44、件（设计值）项目工艺参数催化汽油3 m0 F2 p$ U5 F i8 zt/h/ W6 t* : ; y50-60催化重汽油( A C1 y9 Q4 I# |t/h+ W# S N$ R6 m7 G28.0-33.6催化重汽油进料温度 . P- m# 6 E: 6 Q! D( s9 y) y: Z% 90加氢进料量，+ r3 R O+ V% b - V/ St/h 4 8 Q8 + P w28.0-33.6新氢补充量，+ U9 x9 S 7 MNm3/h/ v; A# d V+ u i3 X9 I/ 循环氢流量，3 V R) C. w1 R8 q% F, , PNm3/h( G8 L( S ?

45、5 : P/ A15818反应器入口氢油比，: o) W6 x5 k& F$ ) k; gNm3/ m3, j0 k* G2 _- v( |7 U _300反应器入口氢分压（SOR/EOR）， MPa（a） 0 r4 D$ U. i6 v9 L2.0反应温度， & t; i; K 5 O7 h. t# SOREOR一段入口温度， * v7 * x( C6 M O2 j* L225280一段出口温度， $ j4 s; & S) s- U3 g0 n265315床层温升， 6 E. c/ z k( p, K6 O: |1 r4035二段入口温度， + : j/ h c* ! b( - 260307

46、二段出口温度， 7 F3 X; _& U A8 r1 q; D; L285332床层温升， * W3 L) A, c* 7 h: 2525床层总温升， t5 A1 Y2 - & a; Z. 9 V7 S& B9 f. m6 h h601 h 6 l! |+ O3 T! V2 z( J+ A2 Z# 0 y603 I3 R5 b( k1 D体积空速，9 5 J+ : b7 G7 ) + h19 O* D s7 8 G% S: + x: i! k5 t! x9 D/ t+ & B1 u5 x/ z- M8 x b2.00-2.40& B7 L7 v* p i8 C5 高分压力，$ H D3 e F

47、5 q6 l6 3 B A( Y2 A$ mMPa（a）, d8 w/ f R e2.0气液分离器温度， # D+ v % V+ f, z40表8# M W* b# g$ c: W汽提部分的操作条件8 y5 g _7 B4 . R塔操作条件塔231塔顶压力/ d1 F- G, 3 o* g) b5 k# qMPa（a）: % q& b# s4 |( _0 d0.35塔顶温度 ! z; z4 H m2 L122塔底温度 3 ?# r I O n148回流比; Z6 G& V! y , yR/F0 b/ n5 Z& S m. I- y * o/制氢装置：1车间概况11车间概况本装置由中石化北京设计

48、院设计。装置以加氢干气、加氢低分气和油田气为主要原料，采用烃类水蒸气转化法造气，PSA法净化提纯的工艺路线制取氢气，设计产氢规模为年产99.9%（V）的工业氢气2.9万吨，年开工8000小时，相当于每小时产纯氢40000标准立方米。同时本装置还担负着20000标准立方米的重整氢与加氢低分气的提浓任务，所产的氢气中，每年有28708吨供120万吨加氢裂化装置使用，其余部分送入炼油厂氢气管网。12原料与能耗原料：加氢干气、加氢低分气和油田气。能耗水平：循环水323.4t/h；除盐水82t/h；脱氧水-12t/h；6000V电2125Kw；380/220V电238.8Kw；3.5MPa蒸汽-25.7

49、t/h；0.8MPa蒸汽1.3t/h；凝结水-25t/h；燃料气1480Nm3/h；净化风636Nm3/h。13产品（进料及产品图）14安全与环保安全方面严格遵照车间安全规定的要求。正常状态下的环境保护：1.保持装置含硫污水密闭排放。2.环保设施正常运行。3.不得向装置边沟排放污油，保持边沟干净无油污。4.机泵、换热器、冷却器检修放油时，要尽可能将油品回收，不得将油排至污水井中。5.认真巡检，搞好环境卫生，发现问题及时处理。6.加热炉运行时，不允许冒黑烟，因操作波动冒黑烟，应及时调整。开工时环境保护：在装置开工进料前，提前将环保设施中的设备安装就位，达到运行条件。2.各低点排空、放空要全部关死

50、，物料进装置期间，要加强检查，以防污物外漏。3.要控制好各容器的界位、液位，严禁冒罐。4.整个开工过程中，加强跑、冒、滴、漏检查，不应跑油，发现泄漏及时联系保运人员处理。5.做好开工期间的密闭排液，严禁乱排乱放。各容器切水时，禁止跑油。 装置停工过程环保管理：1，停工前要作好排污计划，并上报环保部。2，装置停工过程应将油退净，防止扫线过程中出现跑油，如发生跑油应做好回收工作。3，排污工作应按排污计划进行，减轻下游的压力。4，加强环保设施的维护及检查，保护环保设施在停工期间正常好用。5，大修中要作到文明施工，不乱打，不乱敲，不发出高分贝噪音影响施工现场。2生产工艺、运行与维护21工艺流程说明自装

51、置外来的50，2.2MPa（G）的加氢裂化低分气进入加氢裂化低分气冷却器（E-1102）壳层冷却后，进入加氢低分气分液罐（D-1102）分液，从加氢低分气脱硫塔（C-1102）底进入，在塔中与来自硫磺回收装置的甲基二乙醇胺（MDEA）贫液逆流接触（MDEA浓度25%wt），脱除气体中的硫化氢，脱硫后的低分气送本装置中重整氢提浓PSA单元，MDEA溶液送回硫磺回收装置再生。来自装置外的重整氢气和加氢低分气混合后进入重整氢提浓PSA单元，所得工业氢气与中变气PSA单元的工业氢气一起送出装置。其解吸气经解吸气压缩机（K-1101）升压后与自加氢裂化装置来的44，0.7MPa（G）的加氢裂化干气混合后

52、，经加氢裂化干气冷却器（E-1101）壳程冷却后，进入加氢裂化干气分液罐（D-1101）分液，分液后的加氢裂化干气自加氢干气脱硫塔（C-1101）底进入，与来自硫磺回收装置的甲基二乙醇胺（MDEA）贫液逆流接触（MDEA浓度25%wt），脱除气体中的硫化氢，MDEA富液送回硫磺回收装置再生。 脱硫后的气体与自装置外来的40，0.5-0.8MPa（G）的油田气在原料气压缩机入口分液罐（D-1201）中混合后，经原料气压缩机（K-1201A/B）升压至3.2MPa（G），送中变气/原料气换热器（E-1201）壳程与中变气换热后，温度上升至360，进入加氢反应器（R-1201）将有机硫转化为硫化氢后

53、，先进入脱氯反应器（R-1204）脱除气体中的氯离子，再进入脱硫反应器（R-1202A/B）将原料气的含硫量降至0.3PPm以下，成为制氢合格原料进入转化工序。 经过预处理的360，3.1MPa的原料气与装置自产的3.5MPa，420的过热水蒸气混合（水碳比为3.2）经转化炉对流段预热到520后，进入转化炉管，在转化炉管内发生烃类的水蒸气转化反应，转化炉出口转化气由H2O，H2，CO，CO2和残余甲烷组成，其中残余甲烷干基含量7.28%（V）。 自转化炉（F-1201）出来的820，2.45MPa（G）的转化气进入转化气废热锅炉（B-1302）管程，与壳程锅炉给水换热发生3.5MPa中压蒸汽，

54、转化气自身降温至340-360，降温后的转化气自上部进入中温变换反应器（R-1203），转化气中的CO与水蒸气反应生成CO2和H2，出口变换气中CO含量约为2.5%（V）干基，由于变换反应是放热反应，所以出口温度会升至403。 自中变反应器出来的变换气依次经过中变气/原料气换热器（E-1201）温度降至367和中变气/脱氧水换热器（E-1202A/B）温度降至156.5后，进入中变气第一分液罐（D-1203）分出凝液，然后在中变气除盐水换热器（E-1203）与除盐水换热到137.8后进入中变气第二分液罐（D-1204），分出凝液后，进入中变气空冷器（A-1201）冷却到60，再经中变气第三分液罐（D-1205）分液后，进入中变气水冷器（E-1204），水冷到40的中变气经中变气第四分液罐（D-1206）分液后进入中变气PSA提纯单元。 40，2.1MPa（G）的中变气在PSA单元中经物理吸附，从吸附罐顶引出45，2.0MPa（G