实习报告 2.docx

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实习报告2

第一章生产实习大纲…………………………………………………………3

第二章工厂概况………………………………………………………………4

第三章催化重整工艺原理……………………………………………………5

第四章装置工艺流程…………………………………………………………7

第五章主要装置参数…………………………………………………………11

第六章心得体会……………………………………………………………17

第七章装置流程图……………………………………………………………19

第一章

化学工程专业生产实习教学大纲

适用专业：

化学工程与工艺（化学工程方向、化工国际班）学分：

3周数：

实习目的

生产实习是教学过程中的重要环节之一，通过生产实习可以更好地贯彻实践与理论相结合的教学原则，使学生在实践中获得生产实际知识。

培养学生分析问题、解决问题和独立工作的能力。

同时让学生接触实际，与工农相结合，增强劳动观念，了解国情，加强建设社会主义的事业心和责任感，提高和培养学生综合素质。

实习内容及方法

1.深入了解所在车间的生产工艺流程，反应原理及操作规程，绘制车间生产工艺流程图（PFD图，计算机制图）；

2.了解主要设备结构、性能，材质及选材依据，绘制典型装置设备图（计算机制图）；

3.了解主要原料及产品的各项技术指标，分析方法及控制方法，绘制典型单元带控制点的工艺流程图（PID图，计算机制图）；

4.了解企业生产管理、质量管理、经济核算和企业改革等；

5.学习安全生产管理规范和化工生产过程的事故防治、处理方法和经验；

6．选择一至二个典型设备进行物料衡算和能量衡算，并进行生产能力的核算。

在此基础上评价装置的设计与操作的合理性或提出一个或多个工艺改革方案；

7.了解生产中能源综合利用情况与节能措施，学习和树立节能增效意识。

三、实习要求

认真学习校本科培养计划中有关生产实习的各项规定与实习大纲，明确实习目的、要求和方法。

认真做好下厂前的安全教育工作。

要求每个学习必须有严格的组织性纪律性，坚决服从班干部，带队老师，工厂技术人员的分配，听从指挥。

认真听好入厂安全教育课，进厂穿工作服，带安全帽，不要穿带钉子的鞋。

进厂不准动任何生产阀门和其它一切生产设备，以免发生意外产品质量和其它责任事故。

认真仔细地观察主岗位工艺生产路线，主要设备的性能及控制点的控制方法。

写好实习日记。

厂内不准抽烟，喝酒。

严格执行学习守则，遵守学校和工厂的各项规章制度，做到文明礼貌，互相帮助、互相学习。

虚心向工人师傅学习，向生产实践学习。

学习工人师傅优秀的思想品德和丰富的实践经验。

实习结束写出完整的实习报告（包括生产流程的PFD、PID计算机制图、典型设备计算机制图、主要操作条件、平面布置图、典型装置的质能衡算、安全生产管理规范等）。

四、实习成绩考核及评定

考核分：

岗位工艺流程的简答题，笔试。

（30分）

实习纪律：

迟到、早退、出勤、安全等方面的执行情况。

（20分）

工艺流程：

工艺流程的熟悉情况，由老师现场考核。

（20分）

实习报告：

工厂概况、生产流程、操作条件、质能衡算等。

（30分）

综上四个方面最终按优、良、中、及格和不及格评出实习成绩。

五、实习场所

中国石油天然气股份有限公司辽阳石化分公司

第二章

工厂概况

中国石油辽阳石化公司是中国石油天然气股份有限公司的骨干企业，具有炼油、芳烃、烯烃三大产业，是我国重要的俄罗斯原油加工企业和主要芳烃生产基地，拥有国内最大的芳烃及其衍生物生产能力。

该公司是中国石油天然气股份有限公司的地区分公司，由原辽阳石油化纤公司主营业务改组成立，是中国北方最大的化纤生产基地之一。

　　辽阳石化主要从事炼油化工产品的生产、销售等业务。

现拥有资产总值135亿元。

1999年6月，根据中国石油集团公司重组改制的统一部署，辽阳石化按照现代企业制度运作方式设立组织机构，大幅精简机构，压缩从业人员。

公司下设9个职能处室、10个生产厂、6个直属单位和3个大型合资企业，拥有员工总数1.2万人。

辽阳石化公司地处辽宁省辽阳市宏伟区，占地16平方公里。

距大连港332公里，距营口港162公里，距沈阳桃仙国际机场60公里。

拥有炼油、芳烃、烯烃三大产业，年原油加工能力达到近千万吨，芳烃及衍生物年产量超过100万吨，乙烯装置年生产能力20万吨，精己二酸年产量14万吨。

固定资产原值160亿元。

辽阳石化公司是1972年2月5日由毛主席亲笔签定，经周总理亲自审批的特大型石油化工联合企业，是我国上世纪七十年代引进法国成套技术和装备建设起来的全国四大化纤基地之一。

2007年3、4月份，为进一步优化资源配置，提高核心竞争力，中国石油集团公司将辽阳石油化纤公司与辽阳石化分公司进行重组整合，对辽阳石油化纤公司整体委托股份公司授权辽阳石化分公司实行全面管理。

两个公司重组整合后实行一个领导班子、一套机关职能部门的管理体制，对上市与未上市业务统一规范管理，一体化运作。

重组整合后的管理，在企业建制上，保留辽阳石油化纤公司独立法人、工商及税务登记资格。

在公司内部，统一企业名称，即辽阳石化分公司。

这次对辽化两大公司进行重组整合，是中国石油集团公司持续重组的深入推进和延续，有利于发挥整体优势，提升主营业务市场竞争力，有利于企业整体协调发展，有利于企业巩固改革发展坚实基础，为建设以芳烃为特色的大型石化基地增强了整体经济实力。

“十二五”期间，公司将以科学发展为主题，加快转变发展方式，不断提高发展质量，努力实现外延发展和内涵升级的协调统一。

力争到“十二五”末，原油加工能力达到1100万吨/年，汽油、柴油年生产能力分别达到100万吨和500万吨，芳烃年产能超过200万吨，年销售收入突破600亿元，年实现利税50亿元以上，将辽阳石化建设成为整体结构优化、核心产业突出、基础管理规范、经济效益良好的以芳烃为特色的大型石化基地。

第三章

催化重整工艺原理

催化重整所用的贵金属催化剂对硫氮砷铅铜等化合物的中毒作用十分敏感，因此对原料中杂志的限值要求也极其严格。

而大部分石脑油原料的的硫含量以及一些原料中的砷氮含量不符合要求，原料的脱硫脱氮脱砷的预处理便成为催化重整装置不可缺少的一个组成部分。

此外，原料预处理还负担着为重整装置提供馏程适宜、水分合格的进料任务。

为了达到这些目标，通常采用石脑油加氢精制工艺，也称为重整原料预加氢或简称预加氢。

预处理需具有三方面功能：

原料的油的切割、加氢精制脱除重整原料油中的杂原子化合物以及加氢产物的脱水脱硫化氢。

因此原料预处理部分通常由原料预分馏、预加氢和汽提塔三部分组成。

“催化重整”是指烃类分子重新排列成新的分子结构。

通俗的说就是烃类分子的重新排列与整理。

“催化重整”目的是将低辛烷值的石脑油（直馏和各类加氢石脑油）在催化剂的存在下，转化成高辛烷值的汽油组分,或生产高芳烃含量的化工原料，并副产含氢气体等的工艺。

重整工艺包括重整反应、反应产物处理和催化剂的再生。

原料包括低辛烷值的石脑油（汽油），产品包含：

富含芳烃的高辛烷值汽油组分，氢气，少量的液化气等。

装置的生产目的生产目的：

高辛烷值汽油组分或芳烃。

催化重整装置生产的汽油的特点：

辛烷值高，一般为95～106（RONC）

烯烃含量低，一般为0.1％～1.0%

芳烃含量较高，一般为55～80％左右

基本不含硫、氮、氧等杂质

重整汽油具有辛烷值高，稳定性好等特点，是十分理想的车用汽油调和组分。

催化重整可副产大量氢气。

催化重整可副产大量廉价的含氢气体，是加氢装置非常好的氢源，重整装置的纯氢产率为2.5％～4.0％，纯度可达90%以上。

催化重整可为化工等装置提供优质原料，重整装置生产的汽油含芳烃一般为55～80％，可生产高纯度的苯，甲苯，混合二甲苯及重芳烃等芳烃产品。

而这些芳烃产品是有机合成，油漆，染料，医药，军工等工业的基本原料。

我国的催化重整装置很多是用以生产芳烃的，重整汽油经芳烃抽提后的抽余油是很好的溶剂油和裂解原料。

预分馏工段是重整装置的第一道工序。

每年设计处理全馏份石脑油（32℃～220℃馏分）37.71万吨，得到轻石脑油（32℃～65℃馏分）及重石脑油（165℃～220℃馏分）作为蒸汽裂解装置的原料。

年产中石脑油15.45万吨（65℃～165℃馏分）作为重整装置的原料油。

在分馏过程中还能除掉原料中的部分水份。

预加氢工段的主要任务是将原料中的不饱和烃加氢饱和，并除去重整进料中能使催化剂中毒的物质。

本工艺采用钼钴镍催化剂，现使用北京三聚的FH-40A型催化剂和UOP的S-120型催化剂各一床。

钼钴镍催化剂是一种选择性气相加氢催化剂，能使烯烃加氢饱和，而不使芳烃加氢；同时又能以吸附作用除去砷、铅、铜、汞、铁等重金属和钠。

借加氢作用使硫、氮、氧等化合物能转化成易于除去的气体，保证重整催化剂不致中毒和结焦，延长重整催化剂运转寿命。

第四章

装置工艺流程

4.1预分馏

预分馏是物理过程，根据油品沸点的不同，将全馏分（32~220C）石油脑分割成三个馏分，即32至65C，65至145C，145至220C馏分。

原料罐区来的32~220C全馏分石脑油，经石油脑进料泵P101A/B加压后，进入预分馏进料换热器E101A/B中，与分馏塔D101B塔底产物重石脑油在E101A/B中换热后，进入加热器E108加热至进料温度，送入预分馏塔D101A。

塔顶烃类蒸汽在分馏塔顶冷却器E107中冷却，冷却液体流入分馏塔回流罐R101A，不凝气体在压控下，排入燃料气系统，回流罐R101A内部分液体由分馏塔回流泵P105A/B以一定流量送回塔顶作为回流，剩下的液体产品32~78C馏分经E104冷却后，在液位控制下送入贮罐R101A/B。

塔底78~202C油，靠D101A自压送往D101B塔作为D101B塔的进料。

B塔顶蒸出油在分馏塔顶冷却器E102中冷却，冷却液流入分馏塔回流罐R101B，回流罐通过注入氮气，分程控制压力，当塔内压力升高时，将罐内部分燃料气排至火炬，以维持塔内压力稳定。

回流罐R101B内部分液体由分馏塔回流泵P101A/B，以一定流量送回塔顶做回流，剩余的液体产品78~165C馏分经冷却器E105冷却后，控制一定液位下去预加氢进料泵P201A/B及平衡泵R102。

D101B塔底产品165~220C馏分用预分馏塔底泵P102A/B抽出，经预分馏塔进料换热器E101A/B后，再经冷却器E106冷却后，一部分经P305在流量控制下送至E101A/B后，再经冷却器E106冷却后，一部分经P305在流量控制下送至D302塔去洗涤副产品氢气，之后经R304分出燃料气后再用泵P309A/B送出，和另一部分在塔底液控下，两股物料合并后送至炼油厂或界区外蒸汽裂解原料罐R101A/B。

D101A/B塔底设有热虹吸式分馏塔再沸器E103A/B，中亚蒸汽作为分馏塔热源。

4.2预加氢

中石脑油78~165C馏分，从平衡罐或中石脑油冷却器E105进入预加氢进料泵P201A/B，以一定流量与预加氢循环压缩机C201压缩后的循环氢混合后，进入预加氢进料热器E201A/B/C与反应器出口气体进行换热，然后被预加氢加热炉F201加热后进入反应器K201A/B，在加热炉出口处由温度调节仪表TRC201控制反应器入口温度。

进料在两个串联的固定床反应器K201A/B内运行气相加氢反应。

反应物在预加氢进料换热器E201A/B/C与原料换热后经反应物冷却器E202冷却后，在预加氢高压分离罐R201内进行汽液两相分离。

分离罐R201的气相部分，一部分通过压控PRC201排入燃料系统，维持操作压力，大部分与重整来的补充氢一起去预加氢往复压缩机C201A/B作循环氢。

分离罐R201中液相部分，在控制一定液面情况下被抽出，送入汽提塔进料换热器E203A/B与汽提塔D201的塔底产物换热后进入汽提塔D201。

汽提塔D201顶部烃类蒸汽在气提塔顶冷凝器E204中部分冷凝，气液两相在气提塔回流罐R202中被分离。

回流罐R202的气相，在一定压力下送入燃料系统，液相在控制液位情况下，用气提塔回流泵P203A/B全部送至塔顶作回流。

气提塔底设有再沸加热炉F202，控制加热炉F202的出口温度，保证气提塔D201操作稳定。

气提塔底液体用塔底再沸循环泵P202A/B以一定流量在加热炉循环加热。

为了安全，当泵出口流量偏低时发出警报，将备用泵自动启动，并装有延时继电器，当流量过低时自动切断加热炉。

塔底产品经气提塔进料换热器E203A/B冷却后送至重整工段进料泵P301A/B。

预加氢主要化学反应：

1、

脱硫（C2H5）2S2+3H2

2C2H6+2H2S

2、脱氮+4H2

C4H10+NH3

3、脱氧+H2

+H2O

4、脱氯C6H13Cl+H2

C6H14+HCl

5、烯烃饱和C8H16+H2

C8H18

6、脱重金属以有机化合物形式存在的重金属元素在钼酸钴催化剂上还原，分解成重金属，然后被催化剂吸附。

4.3催化重整

4.3.1重整反应部分

预加氢精制油以一定流量，用重整进料泵P301A/B送入重整进料换热器E301之前，与从重整循环氢分离罐R301来的循环氢，经重整循环压缩机C301压缩后相混，混合物在单程式重整进料换热器E301中中被反应器流出物预热，然后进入重整第一加热炉F301，控制加热炉出口温度，以达到反应器出口所需温度。

重整高压分离罐R301中气相经离心式重整循环压缩机C301压缩后，绝大部分气体循环至重整反应器，剩余部分的气体经氢气冷却器E304冷却后送至氢气洗涤塔D301。

另一路氢气从压缩机C301出口有少量气体，以一定流量送至预加氢工段的R201中作为预加氢的新氢补充。

重整高压分离罐R301中的液相，在控制一定液面情况下，经高压分离罐出料泵P302A/B将重整产品同来自对二甲苯装置的循环轻质芳烃混合一起，经稳定塔进料换热器E303A/B换热后送至重整稳定塔D304。

4.3.2氢气洗涤部分

预分馏的重石脑油从E106出口处用D302塔进料泵P305A/B以一定流量送至重石脑油氢气洗涤塔D302，洗涤后的重石脑油在D302塔底保持一定液面的情况下，从塔底抽出，在石脑油闪蒸罐R304内进行闪蒸，闪蒸后在一定液位下，用重石脑油输出泵P309A/B与重石脑油主流一起送至炼油厂或送入界区外的裂解原料贮罐R101A/B内，闪蒸出的低压瓦斯排入火炬系统。

苯洗涤塔进料泵P306A/B将苯送入洗涤塔D303，洗涤后的苯保持塔底一定液位，从塔底抽出送至D304塔或汽油加氢二段D201塔。

4.3.3循环氢干燥部分

循环氢借干燥器K305内的分子筛干燥剂，可以缩短开工时间。

在干燥期内，来自重整循环氢分离罐R301的氢气，通过重整循环氢压缩机C301压缩，其中一部分进入干燥器K305进行干燥。

当干燥器K305被水饱和时，需要用来自循环氢压缩机C301的氢气在干燥器加热器E309中加热脱除干燥剂中水分，然后氢气在干燥器冷却器E310中冷凝其中水分，在水分离罐R306内出去液体水。

4.3.4分馏部分

重整生成油经稳定塔进料换热器E303A/B加热后进重整稳定塔D304.稳定塔的顶部气相在稳定塔冷却器E305中被部分冷却。

气液两相在稳定塔回流罐R302中被分离，气相部分在压力控制下送入燃料管网，液相部分用稳定塔回流泵P304A/B抽出，部分液体以一定流量作为回流，剩下部分在一定液面控制下送出界区入炼油厂液化石油气贮罐C308/C309罐作烯烃厂制氢装置原料或送至本装置脱丙烷塔D306生产丁烷或送厂燃料气站E202补充燃料气。

脱戊烷塔压力采用分程控制，即塔压低时注入氮气，高时排至火炬。

回流罐R303中戊烷用脱戊烷塔回流泵P307抽出以一定量打回流至脱戊烷塔顶，剩余部分保持一定液面情况下送至界区外R107A/B。

脱戊烷塔底再沸器E307通入低压蒸汽作为塔再沸的热源。

塔底产品，重整脱戊烷油在塔底液位和流量串级调节情况下，通过塔底泵P308和重装产物冷却器E308送至界区外芳烃抽提原料罐R103A/B或直接送至芳烃抽提22#装置。

当需要丁烷时，重整稳定塔D304中的液态烃送至脱丙烷塔D306进行分馏，塔底以低压蒸汽再沸器E312加热再沸。

脱丙烷塔顶气相在脱丙烷塔顶冷却器E313中部冷却，并在脱丙烷塔顶回流罐R305中气液两相被分离，气相在压力控制下送至燃料气系统；液相由泵P312抽出，部分液体以一定流量返回塔顶作回流，其余部分在塔液位控制下送至界区外入炼油厂液化石油气贮罐C308/C309罐。

塔底产物经换热器E311冷却后，经塔底液面调节送至界区外丁烷贮罐E5R124。

重整的化学反应

1、六元环烷烃脱氢

+H2

2、五元环烷烃异构

3、

正构烷烃异构C7H16

4、烷烃环化脱氢C8H18

+H2

5、加氢裂化C6H14+H2

CH4+C5H12

6、其他反应脱甲基反应、芳烃脱烷基等。

4.4白土精制、脱庚烷塔

D305塔底的脱戊烷油，经进料泵P313A/B送入换热器E316A/B换热后，再经加热器E317加热，由温度调节器TRC380控制加热蒸汽量，是脱戊烷油温度达到规定温度后进入白土塔D307A/B进行脱烯烃。

脱烯烃后的物料与脱戊烷塔塔底的重整生成油在E316A/B换热，再经过空冷器E322冷却，出口温度控制在115℃。

经流量控制后送入脱庚烷塔D308。

白土精制后的精制油，在流量与脱戊烷塔底液位串级控制下进入D308塔。

塔顶气相部分经塔顶空冷器E319A/B冷凝后进入回流罐R311，再用回流泵P314A/B在流量控制下，一部分返回塔顶作为回流（50℃），另一部分经塔顶后冷器E320由50℃冷却至40℃，在回流罐液位控制下经调节阀去芳烃抽提贮罐R103A/B。

塔底C8+芳烃经P315A/B抽出打入塔底空冷器E318，温度由166℃降至50℃，再到塔底后冷器E323冷却到40℃，经过塔底液面与出料流量串级调节将C8+芳烃送至芳烃厂或去R105罐。

第五章

主要工艺参数

5.1主要工艺参数

1、预分馏塔D101A

进料温度：

≥115℃

塔顶压力：

0.45±0.05MPa（g）

塔顶温度：

85±10℃

塔底温度：

175±15℃

回流比：

0.6±0.1

2、预分馏塔D101C

塔顶压力：

0.03MPa（g）

塔顶温度：

125±5℃

塔底温度：

160~190℃

回流比：

≥0.7

3、预加氢反应系统

反应器入口温度：

280~350℃

反应器入口氢分压：

1.50±0.05MPa（g）

氢油体积比：

≥97%

质量空速：

1.27~2.00h-1

高分罐压力：

1.50±0.05

高分罐液位：

35±5%

4、汽提塔D201

塔顶压力：

1.1±0.1MPa（g）

塔顶温度：

100~130℃

塔底温度：

210~230℃

回流比（对进料）：

≥0.25

再沸循环量：

60~65m3/h

塔底液位：

75±5%

回流罐液位：

50±10%

5、重整反应系统

反应器入口温度：

480~540℃

循环气水含量：

15~35PPm

氢油摩尔比：

≥5.5

质量空速：

1.15~1.80h-1

高分罐压力：

1.24±0.02MPa（g）

高分罐液位：

35±5%

6、稳定塔D304

塔顶压力：

1.47±0.03MPa（g）

塔顶温度：

69~76℃

塔底温度：

210~240℃

回流比（对抽出）：

6~6.8

再沸循环量：

48~55m3/h

塔底液位：

70±10%

回流罐液位：

50±10%

7、脱戊烷塔D305

塔顶压力：

0.09±0.007MPa（g）

塔顶温度：

50±5℃

塔底温度：

130±10℃

回流比（对抽出）3.5~4.6

塔底液位：

70±10%

回流罐液位：

50±10%

8、白土塔D307

进料温度：

130~180℃

溴价：

≤0.5g/100g

9、脱庚烷塔D308

进料温度:

115℃

塔顶压力：

0.04±0.01MPa（g）

塔顶温度：

105±10℃

塔底温度：

170±5℃

回流比：

>1.2

5.2产品的品种与理化指标

1、重整脱戊烷油

芳烃含量：

≥65.0（wt%）

C5含量：

≤1.0（wt%）

总硫含量：

≤1.0PPm（wt）

溴价：

≤2.5g/100g

2、丁烷

含硫试验：

合格

蒸汽压（50℃）：

0.75MPa表压

95%沸点：

+1~—3.5℃

游离水：

无

3、氢气

H2含量：

≥80（V%）

C5+含量：

≤0.1（V%）

4、重整C5

C6含量：

≤3.0（wt%）

5、液化石油气

C5含量：

≤3.0（wt%）

硫含量：

≤6.0PPm（wt）

6、白土精制油

溴价：

≤1.0g/100g

7、脱庚烷油

苯+甲苯：

≤0.5（wt%）

C9芳烃：

≤45（wt%）

5.3主要设备的结构与操作性能

5.3.1加热炉

设备位号

设备

名称

型式

外形尺寸mm

辐射段

热负荷

MMkCal/h

流量

Kg/h

压力

MPa（g）

温度

℃

效率

火嘴数

管数

管材质

F201

预加氢加热炉

立式圆筒

Φ2800×13705

Cr5Mo

设计：

1.73

操作：

1.45

19736

设计：

2.63

操作：

2.35

设计：

430

操作：

370

设计：

操作：

<56

F301

重整第一反应加热炉

立式圆筒

Φ4410×16340

Cr9Mo

设计：

4.04

操作：

3.20

38197

设计：

1.95

操作：

1.75

设计：

593

操作：

545

设计：

操作：

<50

F302

重整第二反应加热炉

立式圆筒

Φ3610×16205

Cr9Mo

设计：

3.25

操作：

2.7

38197

设计：

1.85

操作：

1.67

设计：

593

操作：

545

设计：

操作：

<49

F303

重整第三反应加热炉

立式圆筒

Φ3490×14930

Cr9Mo

设计：

2.14

操作：

1.50

38197

设计：

1.75

操作：

1.57

设计：

593

操作：

545

设计：

操作：

<49

F304

重整第四反应加热炉

立式圆筒

Φ3210×13705

Cr9Mo

设计：

1.16

操作：

0.63

38197

设计：

1.65

操作：

1.48

设计：

593

操作：

545

设计：

操作：

<51

F305

稳定塔再沸炉

立式圆筒

Φ2925×11900

15CrMo

设计：

1.40

操作：

1.33

35970

设计：

1.94

操作：

1.76

设计：

454

操作：

232

设计：

操作：

<58

5.3.2塔设备

设备

位号

设备

名称

规格

内径×壁×厚高mm

介质

容积

塔盘型式

层数

压力

MPa（g）

温度

℃

壳体

材料

D101A

预分

馏塔

Φ1500×16×21135

重石脑油

填料

设计：

0.6

操作：

0.5

设计：

83/221

操作：

68/206

A42C1

D101C

预分

馏塔

Φ2800×12×28841

重石脑油

135.7

浮阀

设计：

0.1

操作：

0.0.8

设计：

214

操作：

194

16MnR

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