炼油工艺流程.docx
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炼油工艺流程
一、概述
（一）实习目的：
感受真实职场环境，将所学知识及技能应于岗位实践，熟悉自己将要从事的行业运行情况，较全面得获得较全面的获得本专业生产实践中最常用的技术知识，管理知识和实际操作技能；提高学生的职业素质和独立工作能力，激励学生的敬业，创业精神，为就业做好心理准备，为毕业后走向工作岗位打下扎实的基础。
（二）实习的意义：
通过这次的进厂实习，认识在化工厂工作的严谨性，在开启或停止设备的过程中必须遵守相应的章程。
在化工厂中要时刻要求自己，不能随便动设备。
认真体会“六大禁令”的含义。
（三）实习地点时间：
地点：
中国石油兰州石化分公司；
时间：
2009年5月——2010年7月
二实习单位简介
中国石油兰州石化分公司，是2000年10月中国石油股份公司持续重组过程中，由原兰州炼化公司和兰州石化公司合并组建而成的，系西部最大的石化企业。
公司前身——原兰炼、兰化均是国家“一五”期间的156项重点工程之项目，自1958年投产以来，40年实现利税200亿元，历来以出产品、出技术、出经验、出人才、出效益而著称，被誉为新中国炼油工业和石化工业的“摇篮”。
兰州石化集炼油、化工和化肥生产为一体，具有雄厚的生产和科研开发实力。
公司总资产达138亿元，年销售收入超过140亿元，拥有750万t／a的原油一
次加工能力，并具备相配套的二次加工能力，能生产汽煤柴润等多种类油品、合
成树脂、合成橡胶、合成纤维、化肥以及催化裂化催化剂、石油添加剂等400余种石化产品，有多种产品荣获国家金银质奖，在国内外市场享有良好的声誉。
国家西部大开发战略的实施，给兰州石化带来了新的发展机遇。
由于兰州独特的地理位置，公司成为上游新疆等大型油田原油出路畅通的重要保障，又是西北地区成品油和化工产品的最大生产商，也是成品油进入川渝、拓展西南地区市场的重要基地。
因此，中国石油股份公司确定在兰州建设世界级石化基地的战略构想，把兰州石化作为四大炼油和四大化工生产基地之一进行规划建设。
未来发展中，兰州石化炼油能力将达到1200万t／a，乙烯生产能力达到100万t／a，同时配套建设大型芳烃及其后加工等化工生产装置，炼油和化工主体工艺技术、装备和控制手段、产品质量、环保和主要经济技术指标将达到国内外先进水平。
公司正在全力实施业务发展规划，加快建成千万吨级炼油和化工生产基地，推动西部地区的经济建设，决心为中国石油的价值提升和国家的经济建设作出更大的贡献。
中国石油兰州石化分公司，是2000年10月中国石油股份公司持续重组过程中，由原兰州炼化公司和兰州石化公司合并组建而成的，系西部最大的石化企业。
公司前身——原兰炼、兰化均是国家“一五”期间的156项重点工程之项目，自1958年投产以来，40年实现利税200亿元，历来以出产品、出技术、出经验、出人才、出效益而著称，被誉为新中国炼油工业和石化工业的“摇篮”。
兰州石化集炼油、化工和化肥生产为一体，具有雄厚的生产和科研开发实力。
公司总资产达138亿元，年销售收入超过140亿元，拥有750万t／a的原油一次加工能力，并具备相配套的二次加工能力，能生产汽煤柴润等多种类油品、合成树脂、合成橡胶、合成纤维、化肥以及催化裂化催化剂、石油添加剂等400余种石化产品，有多种产品荣获国家金银质奖，在国内外市场享有良好的声誉。
国家西部大开发战略的实施，给兰州石化带来了新的发展机遇。
由于兰州独特的地理位置，公司成为上游新疆等大型油田原油出路畅通的重要保障，又是西北地区成品油和化工产品的最大生产商，也是成品油进入川渝、拓展西南地区市场的重要基地。
因此，中国石油股份公司确定在兰州建设世界级石化基地的战略构想，把兰州石化作为四大炼油和四大化工生产基地之一进行规划建设。
未来发展中，兰州石化炼油能力将达到1200万t／a，乙烯生产能力达到100万t／a，同时配套建设大型芳烃及其后加工等化工生产装置，炼油和化工主体工艺技术、装备和控制手段、产品质量、环保和主要经济技术指标将达到国内外先进水平。
公司正在全力实施业务发展规划，加快建成千万吨级炼油和化工生产基地，推动西部地区的经济建设，决心为中国石油的价值提升和国家的经济建设作出更大的贡献。
三具体实习单位（炼油厂）简介
兰州石化公司炼油厂是个有着40多年历史的老企业，拥有常减压、重油催化、连续重整———芳烃抽提、润滑油加氢处理、柴油加氢、溶剂脱蜡、润滑油补充精制等多种加工手段，近年来，炼油厂相继新建投产了年500万吨常减压蒸馏、年300万吨重油催化裂化、年120万吨延迟焦化等6套新装置，完成了扩建丙酸、烷基化等装置的扩建改造，使炼厂装置构成、经济效益、各项指标均发生了显著变化，原油加工能力也由年550万吨扩建至年1050万吨
四报告内容介绍
（一）原料与产品
装置一期工况所加工原料为自常减压蒸馏装置来的加工苏丹混合原油的减压蜡油，二期工况所加工原料为自常减压蒸馏装置来的加工沙轻、沙中混合原油的减压蜡油。
主要产品有石脑油、航煤和柴油等。
（二）生产原理
以减压蜡油为原料，UF-210STAR为精制催化剂，HC-115为裂化催化剂，用高纯氢在350多摄氏度下进行加氢精制和裂化反应，以最大量生成中间馏分柴油。
（三）生产控制的主要指标
表-1反应器操作条件
项目
操作条件
精制段
裂化段
后精制段
催化剂
UF-210STARS
HC-115
UF-310STARS
体积空速，h-1（对新鲜进料）
2.16
1.22（一期）
0.80（二期）
15
工艺流程
单段全循环
工艺条件
混合进料比
1.70
反应器入口氢油比
713∶1
反应温度，℃
一期
二期
初期
末期
初期
末期
第一床层
入口温度，℃
358
422
358
406
出口温度，℃
366
429
387
435
第二床层
入口温度，℃
366
429
364
407
出口温度，℃
373
436
393
436
第三床层
入口温度，℃
368
413
392
412
出口温度，℃
381
423
407
426
第四床层
入口温度，℃
381
423
393
412
出口温度，℃
392
434
407
426
表-2高、低压分离器及塔操作条件
项目
单位
数值
一期
二期
热高压分离器
温度
℃
316
316
压力
MPa（g）
15.51
15.51
热低压分离器
温度
℃
290
292
压力
MPa（g）
2.91
2.91
冷高压分离器
温度
℃
55
55
压力
MPa（g）
15.17
15.17
冷低压分离器
温度
℃
54
54
压力
MPa（g）
2.83
2.83
循环氢脱硫塔
进料温度
循环氢
℃
40
40
贫胺液
℃
\
50
塔顶温度
℃
40
48
塔底温度
℃
40
50
塔顶压力
MPa
15.06
15.06
低分气脱硫塔
进料温度
低分气
℃
40
40
贫胺液
℃
46
46
塔顶温度
℃
44
44
塔底温度
℃
43
53
塔顶压力
MPa（g）
2.53
2.53
汽提塔
进料温度
冷低分液
℃
221
216
热低分液
℃
289
292
汽提蒸汽
℃
410
410
塔顶温度
℃
128
138
塔底温度
℃
251
264
塔顶压力
MPa（g）
1.01
1.01
项目
单位
数值
一期
二期
分馏塔
进料温度
闪蒸气
℃
275
298
汽提塔底液
℃
379
379
汽提蒸汽
℃
371
371
塔顶温度
℃
129
125
塔底温度
℃
348
347
塔顶压力
MPa（g）
0.08
0.08
航煤汽提塔
进料温度
℃
184
178
塔顶温度
℃
201
192
塔底温度
℃
217
207
塔顶压力
MPa（g）
0.10
0.10
柴油汽提塔
进料温度
℃
264
273
塔顶温度
℃
260
269
塔底温度
℃
248
256
塔顶压力
MPa（g）
0.11
0.11
（四）车间工艺流程叙述
1反应系统工艺流程
自罐区来的冷原料油经原料油预过滤器预过滤，再进入聚结脱水器（M101）脱水，并与自常减压装置来的热减压蜡油混合，然后经过原料油/循环柴油换热器（E101AB）的管程与来自分馏部分的循环柴油换热，通过原料油自动反冲洗过滤器（S101）除去大于25μm的固体颗粒，最后进入原料油缓冲罐（D101）。
原料油缓冲罐中的原料经原料油泵（P101AB）升压后，先经热高分气/原料油换热器（E107A~D）管程、反应产物/冷原料油换热器（E105AB）管程、反应产物/热原料油换热器（E103A~C）管程换热，再与来自循环氢加热炉（F101）的循环氢混合后，进入加氢裂化反应器（R101）进行加氢精制、加氢裂化反应。
自加氢裂化反应器（R101）来的反应产物经反应产物/热原料油换热器（E103A~C）壳程、反应产物/汽提塔底油换热器（E104）管程、反应产物/冷原料油换热器（E105AB）壳程换热至316℃后，进入热高压分离器（D103），反应产物在热高压分离器中进行气、液分离。
热高分气经过热高分气/热循环氢换热器（E106AB）壳程、热高分气/原料油换热器（E107A~D）壳程、热高分气/冷循环氢换热器（E108）壳程与循环氢和原料油换热、再经过高压空冷（A101A~P）冷却后进入冷高压分离器（D102）进行油、水、气三相分离。
为了防止反应产物中的铵盐在低温部分结晶，通过注水泵（P220AB）将水注入到热高分气空冷器（A101A~P）上游的管道中。
在热高分液管道上设置热高分液能量回收透平（P102）驱动一台原料油泵（P101A）。
热高分液经能量回收透平后进入热高分液/汽提塔底油换热器（E113）管程与汽提塔底油换热后送至热低压分离器（D104）进一步闪蒸，热低压分离器气相经热低分气空冷器（A102）冷却后送至冷低压分离器（D105）。
冷高分气经冷高气冷却器（E109）冷却后赶往循环氢脱硫塔（C101）脱硫，然后进入循环氢压缩机（K102）。
循环氢升压后分两路：
一路作为急冷氢进入加氢裂化反应器（R101），另一路与来自新氢压缩机（K101A~C）三级出口的新氢混合，经热高分气/冷循环氢换热器（E108）管程、热高分气/热循环氢换热器（E106AB）管程换热后进入循环氢加热炉（F101），然后与原料油混合作为反应进料。
冷高分油至冷低压分离器（D105）进一步闪蒸，冷低分气经过冷低分气冷却器E112冷却后与柴油加氢精制装置来的低分气一起经干气脱硫塔脱硫后送至PSA装置回收氢气。
冷高分水进入冷低压分离器进一步闪蒸，冷低分水送至硫磺回收装置。
冷低分油经汽提塔进料/循环航煤换热器（E206AB）和汽提塔进料/分馏塔底油换热器（E202A~C）分别与循环航煤和分馏塔底油换热后送至汽提塔。
热低压分离器（D105）液体直接送至汽提塔。
2分馏系统工艺流程
来自反应部分的冷、热低分油分别从不同位置进入汽提塔（C201）10、16层塔板，塔底通入3.5MPa中压蒸汽汽提。
塔顶气相经汽提塔顶空冷器（A201A~H）冷却至48℃后进入汽提塔顶回流罐（D201）进行油、气、水三相分离。
含硫气体至轻烃回收装置进一步回收液化气；含硫污水送至硫磺回收装置；塔顶油相经塔顶回流泵（P201）后一部分送回塔顶作为回流，另一部分送至轻烃回收装置。
汽提塔底油作为分馏塔进料。
汽提塔底油经热高分液/汽提塔底油换热器（E113）壳程、反应产物/汽提塔底油换热器（E104）壳程换热后进入预闪蒸罐（D202），闪蒸后的气相直接进入分馏塔（C202）37层塔板，液相部分经分馏塔进料泵（P202AB）升压、分馏塔进料加热炉（F201）加热后进入分馏塔46层塔板下部。
分馏塔塔顶气相经分馏塔顶空冷器（A202A~P）冷凝冷却至88℃后进入分馏塔顶回流罐（D203），液相经分馏塔顶回流泵（P205AB）升压后一部分作为塔顶回流，另一部分石脑油在一期工况经分馏塔顶石脑油空冷器（A-208）和石脑油冷却器（E210AB）至40℃后送至石脑油加氢装置，在二期工况经分馏塔顶石脑油空冷器（A-208）和石脑油冷却器（E210AB）付线直接送至轻烃回收装置；含油污水经分馏塔顶污水泵（P204AB）升压后，一部分送至注水罐（D205），然后经注水泵（P220AB）升压后作为反应部分注水，剩余部分送至柴油加氢精制装置。
塔底油经分馏塔底油泵（P203AB）升压，一部分循环至挂壁塔，经蒸汽汽提后约0.5%（对原料）的未转化油经未转化油蒸汽发生器（E209）发生0.4MPa低低压蒸汽后送至重油催化裂化装置原料油罐；另一部分经航煤汽提塔重沸器（E204）提供热源、分馏塔底油蒸汽发生器（E214）发生1.0MPa低压蒸汽、汽提塔进料/分馏塔底油换热器（E202A~C）管程与冷低分油换热后，再经未转化油空冷器（A203A~F）冷却至168℃循环至反应部分原料油缓冲罐（D101）。
分馏塔中部设侧线航煤汽提塔（C204），塔底热源由航煤汽提塔重沸器（E204）提供，热源为分馏塔底油；塔底航煤产品经航煤产品泵（P208AB）升压、航煤产品/热水换热器（E213）回收低温热、航煤空冷器（A206AB）、航煤产品冷却器（E205）冷却后，一部分送去与产品柴油调合，剩余部分送出装置。
分馏塔下部设侧线柴油汽提塔（C203），塔底采用3.5MPa中压蒸汽汽提；塔底柴油产品经柴油产品泵（P208AB）升压、柴油及循环柴油蒸汽发生器（E215）发生1.0MPa低压蒸汽、柴油产品/锅炉给水换热器（E203）、柴油产品/热水换热器（E216AB）回收低温热、柴油产品空冷器（A204A~D）冷却、柴油聚结脱水器（M201）、柴油盐干燥器（D204）脱水后出装置。
分馏塔设航煤中段回流和柴油中段回流，柴油中段回流经循环柴油泵（P206AB）升压、柴油及循环柴油蒸汽发生器（E215）发生1.0MPa低压蒸汽、循环柴油/原料油热器（E101）壳程、循环柴油/热水换热器（E212）回收低温热后返回分馏塔。
航煤中段回流经循环航煤泵（P209AB）升压、经汽提塔进料/循环航煤换热器（E206AB）换热、循环航煤/热水换热器（E211AB）回收低温热后返回分馏塔。
3脱硫系统工艺流程
装置设置冷低分气（富氢气体）脱硫塔（C102），自冷低压分离器（D105）来的富氢气体与柴油加氢精制装置来的低分气一起经脱硫后，送至PSA装置进行氢提浓，提浓氢送入全厂氢气管网。
（五）本岗位操作规程
1反应系统操作原则
严格按照装置工艺设计条件、设备操作指标，保证原料油系统、循环氢系统、新氢系统、反应器、高低压分离系统、脱硫系统的正常生产和平稳运行。
根据公司的整体物料平衡，以及产品质量控制指标要求，控制装置的原料处理量及加氢反应深度。
岗位负责生产操作调节，工艺参数记录，日常巡检，设备运行维护，异常事故处理，装置开、停工，严格执行交接班制度，确保装置“安、稳、长、满、优”运行。
加氢裂化装置属于高温、高压、临氢装置，同时，加氢反应过程为放热反应，反应温度的变化对装置的安全生产极为重要。
因此必须严格控制反应温度、压力，避免出现超温、超压的现象，确保装置人员和设备的安全。
装置首次开工中，正常升温速度为10℃/h，最大为≯30℃/h；正常升压速度为1.5MPa/h，最大为≯2.8MPa/h。
反应器器壁最低温度（由表面热电偶测出）在达到最小升压温度93℃以前，其操作压力不能超过冷高分正常操作压力的30%（4.56MPa）。
当器壁最低温度在达到最小升压温度93℃以后，其操作压力才允许逐渐升高到正常操作压力，升压速率不宜大于2.8MPa/h。
经历操作一个周期后再开工，升压过程中，反应器器壁最低温度（由表面热电偶测出）在达到93℃以前，其操作压力必须降至冷高分正常操作压力的30%（4.56MPa）以下。
在正常生产时升降温速度：
精制床层入口温度新催化剂为2℃/h，旧催化剂4℃/h；裂化各床层入口温度新催化剂为0.5℃/h，旧催化剂2℃/h。
特别是新催化剂，温度控制更要小心。
当温度接近于工艺指标5～10℃，可不必急于调整加热炉燃料，应根据转化率、分馏系统的产品分布缓慢调节反应温度，且待反应器温度平稳后再调整加热炉出口温度，使温度控制在工艺指标范围内。
正常加、减原料油时，提降量速度为≯10吨/时，并根据原料油的性质及当时的操作温度来调整加热炉的出口温度，使操作温度达到控制指标。
若连续加、减原料油，应等前一次的反应温度平稳后再进行。
在加原料油时，若发现反应床层温度上升过快或过高，应立即减少燃料气或用冷氢量来调节，待反应床层温度平稳后，再继续恢复操作。
正常生产中，应保持各床层冷氢阀在＜65%开度状态，坚决不允许100%开度进行操作，以备急用。
调节各床层冷氢量时，应尽量保持各床层温升＜10℃及尽量相等的出口温度，为了整个系统的相对平稳，每次调节应在0.5℃左右。
在升高或降低反应压力时应严格按照升压或降压速度进行。
当压力接近操作压力0.5～1.0MPa时，应缓慢升压、降压，待系统压力平稳后再调整到工艺指标内。
当反应系统压力下降，如果无法恢复到正常操作压力，且最小氢分压低12.8MPa时，应立即降低炉出口温度，降低反应进料量，维持系统最低氢分压为12.8MPa以上（氢分压为高分压力与循环氢纯度的乘积）。
无论如何，循环氢量都不能低于设计流量的75%。
在降温、降量过程中，严防降量过快，导致反器床层温度超温。
停工降温时，当反应器冷却至205℃以下，应确保循环气中CO含量不得超过30ppm。
目的是避免产生有毒的碳酸镍Ni（CO）4。
反应器停工后，应以氮气充压至0.1MPa～0.22MPa密封，以防空气进入。
A原料油缓冲罐D101液位控制
（1）控制范围
D101原料缓冲罐液位LIC1003：
40%～60%。
（2）控制目标
LIC1003设定值为50%。
（3）相关参数
D101原料缓冲罐液位控制LIC1003、冷原料油流量控制FIC1002A/B、液位控制选择开关LY1003A/B。
（4）控制方式
原料油缓冲罐的液位与装置进料流量构成液位流量串级控制回路。
通常，不控制热VGO进料量（FIC-1003），通过调节罐区来的冷VGO进料量控制缓冲罐液位；当装置进料全部为热VGO时，关闭冷VGO进料，通过调节热VGO进料量控制缓冲罐液位。
在冷、热VGO进料量控制回路之间设置切换开关，根据装置具体的进料方式，在冷VGO和热VGO进料流量间切换控制，与缓冲罐液位组成对应的串级控制回路。
D101原料缓冲罐液位控制LIC1003共有三种工况，由选择开关LY1003A/B进行选择。
一是开工初始进冲洗油建液位时由LY1003B选择，LIC1003与冲洗油流量控制阀FV3002实现单回路控制。
二是开工过程中由LY1003A选择，LIC1003与热进料流量控制FIC1003串级，LIC1003为主调节器，FIC1003为副调节器。
三是正常生产时由LY1003A选择，LIC1003与冷原料油流量控制FIC1002A/B进行串级，LIC1003为主调节器，FIC1002A/B为副调节器。
B反应器入口温度调节
（1）控制范围
反应器入口温度TIC1023：
358℃。
（2）控制目标
设定反应温度波动不超过±1℃。
（3）相关参数
反应炉出口温度TIC1021、原料油换热温度TIC1012、原料含硫量、含氮量、循环氢纯度。
（4）控制方式
aR101入口温度TIC1023与F101总出口温度TIC1021进行串级控制。
TIC1023为主调节器，
bTIC1021为副调节器。
调节原料油换热后温度TIC1012时，会影响反应器入口温度，当原料油换热后温度升高，则反应器入口温度升高，此时需降低循环氢加热炉总出口温度；当原料油换热后温度降低，则反应器入口温度降低，此时需升高循环氢加热炉总出口温度。
C裂化床层温度调节
（1）控制范围
裂化反应器床层温度TIC1205、TIC1206、TIC1207：
366/368/381℃
（2）控制目标
设定反应温度波动不超过1℃。
反应器裂化段任一床层温升≯15℃。
（3）相关参数
裂化床层入口温度（TIC1205、TIC1206、TIC1207）、裂化床层入口及床层冷氢量、循环氢纯度、循环氢流量。
（4）控制方式
裂化床层各床层入口温度由冷氢的流量控制。
循环氢流量由循环氢压缩机转速控制。
循环氢纯度由C-101顶氢气排放至PSA提纯FIC1026控制。
D循环氢加热炉支路阀位控制
（1）控制范围
循环氢加热炉支路最大阀位控制ZIC1100：
0～90%。
（2）控制目标
最高阀位不超过90%。
设定最大阀位波动不超过±2%。
（3）相关参数
循环氢加热炉F101支路流量控制FIC1010A~J。
（4）控制方式
ZIC1100正作用，与支路流控FIC1010A~J进行复杂控制，其设定值为各支路流量控制阀的最小阀位，输出为支路流量控制器的设定值。
加热炉的10个支路流控FIC1010A~J为反作用，对应四个流控阀的阀位进行低选，其最小阀位作为ZIC1100的实际值。
E循环氢加热炉F101出口温度控制
（1）控制范围
循环氢加热炉出口温度控制TIC1021：
444~513℃。
（2）控制目标
操作初期操作温度为444℃左右，末期513℃左右。
设定温度波动不超过±1℃。
（3）相关参数
F101出口温度指示TI1440。
F101燃料气流量控制FIC1091，供风流量控制FIC1098，空/燃比控制HIC1053，高信号选择开关TY7008B，低信号选择开关TY7008A。
（4）控制方式
F101出口温度控制TIC1021，反作用，与燃料气流量控制FIC1091、供风流量控制FIC1098进行复杂控制。
TIC1021的输出分两路，一是与实际的燃料气量进行高选，二是与由供风量计算出来的所需燃料气量进行低选。
F101提温时TIC1021输出增加，输出信号经高选开关FY1098B后，与空燃比HIC1053相乘，得出所需的风量作为FIC1098的设定值，增加供风
量。
增加后的供风量再除以空燃料比，计算出所需的燃料气量，经低选开关FY1098A后作为燃料气流量控制FIC1091的设定值，从而增加燃料气量。
增加后的燃料气量再与TIC1021的输出进行高选比较，直到两者相等为止，完成提温过程。
F101I降温时TIC1021输出减少，输出信号先经低选开关FY1098A后，直接降低燃料气量FIC1091，当燃料气量降低后，再经高选开关FY1098B与空燃料比HIC1053相乘得到相应的供风量，作为FIC1098的设定值来降低风量。
此时的风量再除以空燃比计算所需的燃料气量，并与TIC1021的输出信号进行低选比较，直到两者相等为止，完成降温过程。
F循环氢纯度控制
（1）控制范围
循环氢纯度：
≮85%。
（2）控制目标
循环氢纯度90%以上。
（3）相关参数
R101反应温度、新氢纯度、原料含氮、含硫量、热高分D103温度变化、空冷器A101注水量的变化。
（4）控制方式
循环氢纯度降低，通过FV1026废氢的排放调整。
G装置
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