完整word版齐鲁石化胜利炼油厂实习报告.docx
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完整word版齐鲁石化胜利炼油厂实习报告
青岛科技大学
本科毕业实习报告
齐鲁石化胜利炼油厂
实习地点：
__________________________________
第二催化车间工艺流程的研究（稳脱单元）
实习名称:
__________________________________
指导教师_________________________
学生姓名__________________________
学生学号__________________________
化学工程与工艺
化工学院
_______________________________院（部）____________________________专业________________班
2012
12
5
______年___月___日
前沿
中国石化集团齐鲁石化公司胜利炼油厂是全国颇具规模的炼油企业之一，于1966年4月动工建设，1967年10月投入生产，现已成为加工能力10500kt/a，占地面积587公顷的现代化石油加工企业。
该厂拥有生产装置和辅助生产装置60余套，拥有相应配套的科学研究、开发设计、计算机应用、环境保护等设施，是全国最具影响力的含硫原油加工以及沥青、硫磺生产和加氢工艺技术应用基地之一，生产的39种石油产品畅销全国27个省市,部分产品已进入国际市场。
胜利炼油厂坚持依靠科技求发展.该厂VRDS-FCC组合工艺曾获联合国科技创新发明奖；石油苯、—10号军用柴油等产品曾获国家金奖；100号甲级道路沥青、1号喷气燃料、石油甲苯等产品曾获国家银奖；硫磺、90号车用汽油等18种产品曾获省（部）优名牌产品称号;汽油全部实现了高标号无铅系列化生产，其中97号无铅汽油填补了国内空白；1999年开发投产的高等级道路沥青，技术指标达到或超过了国外同类产品水平，从而标志着胜利炼油厂的沥青产品实现了系列化。
按照“质量第一，用户至上”的原则,胜利炼油厂建立了从原材料进厂、生产过程控制、新产品开发、标准化管理、产品出厂控制到售后服务的全过程质量控制保证体系.该厂于1998年通过了ISO9002国际质量体系贯标认证和ISO10012计量检测体系贯标认证；2001年3月被中国实验室国家认可委员会等机构评定为“沥青产品检验实验室”.
齐鲁石化坚持科技创新，1996年以来，累计完成科研课题950项，成果鉴定169项，获得专利授权93项,16项科技成果获国家级奖励。
先后与美国、德国、英国、日本、意大利、荷兰、韩国等多家国外公司进行了成功合作。
公司凭籍自身丰富的工程建设经验，依托雄厚的技术实力和可靠的服务质量，在国内树立了良好的企业形象，形成了可研、设计、采购、施工和开车服务管理等系统的服务网络。
自主开发的硫磺回收技术及催化剂、炼厂气等温绝热加氢技术、轻烃醚化技术等填补了国内空白.为全国“科技进步百强企业"。
在中国石油和化学工业协会、中国化工企业管理协会、中国化工情报信息协会联合发布的2003年中国化工企业500强排行榜中，齐鲁分公司、齐鲁股份有限公司分别名列第7位和第27位.
第一章第二催化装置概况
胜利炼油厂第二催化裂化装置于1979年开始施工,同年因国民经济调整，停工缓建。
1984年恢复建设,于1986年11月工程全部竣工投产，加工能力为60万t/a。
1994年4月大修改造时又将处理能力提至80万t/a。
2002年对装置进行大规模改造,新增外取热器、烟机能量回收机组及相应的配套系统，并对再生器及分馏稳定系统进行了改造，使装置由蜡油催化改为重油催化裂化装置。
2005年3月进行了MGD工艺改造，增加了汽油回炼喷嘴和轻质原料喷嘴.本装置选用了美国Honeywell公司生产的TDC-3000仪表自控系统，使装置的技术水平大幅提高.2005年7月由Honeywell公司、石化盈科公司和胜利炼油厂联合开发的先进控制系统投用，对反再、分馏、吸收稳定单元操作进行了优化.2006年5月回炼油过滤器投用，第二催化装置回炼油经过过滤器过滤后，送至重油加氢装置，回炼油不再直接回炼。
2008年3月装置DCS系统升级为Honeywell公司的PKS-300系统。
2009年9月进行MIP-CGP工艺技术改造，增加提升管二反段、MIP斜管及MIP滑阀，气压机302更新。
催化裂化是原油二次加工的核心工艺.该装置分反应—再生、分馏、吸收稳定脱硫、再生烟气能量回收、余热锅炉、回炼油过滤器等6个部分.它以胜利原油的减压馏分油、VR常压渣油、VR减压渣油、焦化蜡油等为原料，在500—510℃，0。
33—0。
34MPa的条件下，原料油与分子筛催化剂接触,经过以裂化反应为主的一系列反应,转化成干气、液化气、汽油、柴油、油浆等产品。
1.1工艺特点
（1）产品质量好。
催化裂化所得汽油辛烷值高，一般都在80以上，并且安定性好，烯烃相对较少，基本不含二烯烃。
轻质油收率高，可达80%以上.
（2）可提供大量化工原料。
裂化气中C3、C4组分约占90%，C3中丙烯又占70％,C4中各种丁烯占55%左右，这些都是优良的石油化工原料，还能提供大量液化气供民用.
（3）柴油含有大量重质芳烃，十六烷值较低，一般只有35～45，因而催化柴油使用性能差,需与直馏柴油调和后才能使用。
渣油催化和掺炼重油催化除十六烷值更低外，含硫、氮、胶质也多，颜色深，安定性差,易氧化产生沉渣，需加氢精制处理。
（4）产品方案灵活。
同一套装置，改变不同的操作条件，便可得到气体、汽油、柴油的不同产品分布，以适应市场经济发展的需要。
（5）原料选择范围比较宽,通常是以减压馏分油、焦化蜡油等作为原料。
1。
2安全生产特点
（1）生产过程高温，产品易燃易爆有毒。
（2）生产过程产生有毒有害气体,危害人体健康。
（3）关键设备多，设备腐蚀、发生泄漏的危险大。
（4）设备、管线密集，现场作业难度大。
1。
3装置概况
设计规模
60万t/a（1986）
80万t/a（1994）
当前实际能力
80万t/a
设计单位
北京石油设计院
投产日期
1986年11月
占地面积
102.92万平方米
现有人员
92人
1。
4设备概况及主要设备
1、设备概况
设备总数
塔
泵
机
炉
容器
换热器、空冷
反应器
174
12
62
5
1
34
58
1
2、主要设备
代号
名称
规格型号
正常能力
数量
制造厂
机101
主风机
MCL1003—12
1700Nm3/min
1
沈阳鼓风机厂
机102
主风机
烟气轮机
异步电动机
AV56—13
YLⅡ—8000Ⅰ
YNH900-4
2050Nm3/min
1900Nm3/min
1
1
1
沈阳鼓风机厂
兰炼机械厂
兰州电机厂
机301
气压机
2MCL457—37
10406rpm
1
沈阳鼓风机厂
机302
汽轮机
压缩机
NK25/28
2MCL457
11561rpm
1
1
杭州汽轮机厂
沈阳鼓风机厂
塔101
反应器
ф5400/ф2400＊ф47860
1
齐鲁石化建设公司
塔102
再生器
ф8600/ф7200/ф5230×55984
1
齐鲁石化建设公司
塔201
分馏塔
ф3800×54900
1
齐鲁石化机械厂
塔202
轻柴汽提塔
ф1200×12912
2
中石化二公司
塔301/1、2
吸收、解吸塔
ф2000/ф2200×58114
2
齐鲁石化机械厂
塔302
再吸收塔
ф1800×26700
1
齐鲁石化机械厂
塔303
稳定塔
ф2200×22060
1
中石化二公司
塔401
液态烃脱硫塔
ф2200×15370
1
广州重型机械厂
塔402
干气脱硫塔
ф1200/ф1600×20667
1
齐鲁石化机械厂
塔403
溶剂再生塔
ф1800×24952
1
中石化二公司
1.5第二脱硫装置
第二脱硫装置是第二催化装置的配套装置，于1977年开始施工，1979年因国民经济调整停工缓建，1984年恢复建设，1986年11月工程全部竣工投产.该装置原处理能力为干气3万t/a，液态烃6万t/a，九四年随第二催化装置80万t/a改造，第二脱硫装置各塔开孔率增加，处理能力增加为干气4万t/a，液态烃8万t/a.本装置的仪表自控系统选用了美国HONEYWELL公司生产的TDC—3000系统，使装置的技术水平大大提高。
在工艺方面，本装置气、液体脱硫部分采用了3塔流程。
综合考虑了各塔溶剂的再生问题，使干气脱硫和液态烃脱硫的富胺液在一个再生塔内再生。
1、工艺特点
由于脱硫工艺过程系3塔循环，即2个脱硫塔共用一个再生塔，因此可节省设备投资，减少占地面积。
同时简化了操作并节省生产费用。
但由于液化气中硫化氢含量少，贫液浓度和溶剂循环量较干气少得多。
在这种条件下，胺液往往会吸收一些烃,吸收的烃在再生塔内被脱出，易导致硫磺回收装置生产的硫磺发黑。
2、安全生产特点
（1）生产过程产生有毒有害气体硫化氢，危害人体健康。
（2）关键设备多,设备腐蚀、发生泄漏的危险性大。
（3）设备、管线密集，现场作业难度大。
1。
6产品及副产品说明
名称
规格
物化性能
主要用途
干气
半成品，C3≯7%（V）
比重0。
6903
全厂的加热燃料
液化气
半成品，C2≯0。
2%（V）;C5≯3。
0%（V）
比重1.7251
气体装置原料和民用燃料
稳定汽油
半成品，干点≯203℃，蒸汽压≯62kPa（夏季）,蒸汽压≯74kPa（冬季），
比重:
0.7354
含硫：
0.056%
氮：
46.1ppm
辛烷值:
78。
4
诱导期：
200min
汽油发动机燃料
柴油
半成品：
闪点≮57℃
比重:
0.937
含硫：
0。
38%
闪点:
66℃
十六烷值：
28
柴油发动机燃料及加氢精制装置的燃料
第二章原料、公用工程及化工三剂
名称
规格
主要物化性质
来源
混合原料
残炭：
3.5—7。
5%
Ni+V含量：
≯20PPM
IBP:
260℃
ml/538℃：
74。
0
d420：
0。
917
Fe：
2。
0×10—6
Ni:
3。
8×10-6
V：
8。
5×10-6
蜡油、VR常渣
催化剂
牌号：
RICC-1
磨损指数:
≤3。
5％（质量分数）
比表面:
≥220m2/g
孔体积：
≥0。
35ml/g
微活活性：
≥74％（质量分数）
磨损指数:
≤2.3％（质量分数）
比表面积：
274m2/g
孔体积:
0.39ml/g
微反活性:
79
中石化催化剂齐鲁分公司
助燃剂
规格:
含钯
钯含量：
≥500ppm
磨损指数：
﹤4。
0
比表面积:
﹥80m2/g
孔体积:
﹥0。
2ml/g
钯含量：
510ppm
磨损指数：
3.85
比表面积：
83m2/g
孔体积：
0。
26ml/g
山东骏飞公司
金属钝化剂
牌号：
LH-99/AB等
凝点：
≤—20℃
运动粘度（20℃）mm2/s：
〈60
密度g/cm3：
1.30—1.55
含锑量％：
20-26
凝点：
—21℃
运动粘度（20℃）mm2/s：
58
密度g/cm3：
1.31
含锑量%：
21
淄博凯美可公司等
油浆阻垢剂
牌号：
QSF－2
油溶性：
全溶
运动粘度：
≤150（20℃），mm2/s
闪点：
≥45℃
凝固点：
≤—5℃
油溶性：
全溶
运动粘度：
60.09（20℃），mm2/s
闪点:
82℃
凝固点：
-22℃
淄博齐胜工贸有限公司等
脱硫剂
牌号:
FM—1
总胺含量：
≥95％
凝固点：
≤-22℃
PH值：
7。
5—9。
5
粘度（25℃，mpa·s）：
>100
总胺含量：
96％
凝固点：
—23℃
PH值：
7。
5
粘度（25℃，mpa·s）：
115
潍坊孚美化工有限公司等
第三章生产原理及物料平衡
3.1反应再生部分
流化催化裂化是在流化状态的催化剂床层中，重质烃类在一定温度下发生下列反应的工艺过程：
（1）分解反应：
烷烃、烯烃分解成小分子;环烷烃进行环断裂或侧链断裂；单环芳烃的烷基侧链的断裂反应。
（2）异构化反应：
正构烯烃生成异构烯烃;五碳环烷烃生成六碳环烷烃。
（3）芳构化反应：
六碳环烷烃脱氢生成芳香烃;烯烃环化脱氢生成芳香烃。
（4）氢转移反应：
多环芳烃逐渐缩合成大分子直至焦炭,同时一部分氢原子转移到烯烃分子中，使烯烃饱和变成烷烃，因此,流化催化裂化产物中异构烷烃和芳香烃较多，汽油辛烷值较高，安定性好.
3。
2催化反应部分影响因素
3.2.1原料油性质
原料油性质（包括回炼比、转化率）都直接影响产品产率和产品分布，原料越重，轻质油收率越低。
不同的原料，其产品性质也不同。
3.2。
2反应温度（即提升管出口温度）
提升管出口温度的高低，直接影响反应深度的大小，从而影响产品分布.这是影响催化裂化反应诸多因素中最重要的因素之一.可通过调节剂油比（催化剂循环量）、再生剂温度、总进料量、反应压力等手段来控制反应温度。
反应温度越高，反应深度越大。
3。
2。
3沉降器压力
反应压力是从沉降器顶部到气压机入口或到低压放火炬管网这段设备阻力情况的反映。
它的变化直接影响催化剂的正常硫化循环，影响产品分布,且往往是催化剂损失量增加的重要原因之一，任何反应压力失控状况的出现都是非常危险的。
3.2。
4催化剂
催化剂的性质对反应转化率及产品分布、产品性质有着极其重要的影响。
不同催化剂，其活性、选择性不同；不同的操作条件,例如剂油比和再生含碳量不同，其催化剂平均活性也不同。
操作者总是希望选择适宜的催化剂种类，采用适宜的操作条件（包括剂油比、烧焦深度、维持适当的催化剂损耗、减少重金属污染措施），使催化剂保持较高的平衡活性和较高的选择性。
3.3分馏部分
催化分馏就是利用气液相中各组分挥发度的不同进行分离。
在塔中，气相从塔底向塔顶上升，液相从塔顶向塔底下降。
在每层塔板上汽液两相密切接触时进行传热传质。
液相部分汽化，气相部分冷凝，进而使同一塔板上气液两相趋向平衡。
然后将蒸馏过程的馏分按不同沸点范围分别收集起来.
3.4吸收稳定部分
稳定过程实质上就是一个多组分的精馏过程，它的原理就是精馏原理.即：
不平衡的气液两相在塔盘上逆向接触进行传质传热,气相中重组分（高沸点物）优先冷凝,液相中轻组分（低沸点物）优先气化，最后塔顶得到较纯的轻组分，底部得到较纯的重组分,从而达到对产品精馏的目的。
吸收过程是利用气体混合物中各组分在液体中溶解度不同来分离气体混合物的。
3.5物料平衡（2009年9月MIP－CGP工艺改造设计数据）
项目
Wt%
kg/h
104t/a
进料
原料油
100
100000
80
合计
100
100000
80
产品
H2—C2
3.8
3800
3。
04
C3-C4
20
20000
16.0
C5+汽油
35。
4
35400
28。
32
轻柴油
27。
3
27300
21。
84
油浆
4。
0
4000
3.2
焦炭
9。
0
9000
7.2
损失
0。
5
500
0。
4
合计
100
100000
80
注：
（1）年开工时数按8000小时计。
（2）转化率，68。
7w%；C3+C4+C5+汽油+柴油产率，82。
7w%;C5+汽油+柴油产率，62。
7w％
（3）产品收率数据取自石科院工艺包。
3。
6第二脱硫装置
1、生产原理
第二脱硫装置采用乙醇胺脱硫工艺，属于化学溶剂法。
乙醇胺脱硫的过程是应用碱性的有机胺在常温下能吸收酸性气（H2S、CO2等）,而当温度提高时又重新释放所吸收的气体这一可逆反应而实现的。
其反应如下：
2RNH2+H2S
﹝（RNH2）H﹞2S
如果将含硫的原料气和乙醇胺溶液在较底温度下在吸收塔内接触，则其中的硫化氢被吸收而得到脱硫。
吸收了硫化氢后的乙醇胺溶液经过加热后在解吸塔内进行解吸.解吸出来的硫化氢可以回收硫磺，而再生后的乙醇胺溶液可以重复利用.
2、主要影响因素
1、吸收部分
（1）温度的影响
由于乙醇胺的碱性随温度的上升而减小，故降低温度对吸收有利,一般控制在40℃左右为宜。
（2）压力的影响
一定量的气体在不同的压力下有不同的体积，压力增加，体积随之减小。
对有一定硫化氢含量的气体来说，若压力提高一倍，则其体积相对缩小一倍，单位体积内所含的硫化氢分子数相应提高一倍，因此硫化氢与乙醇胺分子接触的机会也就会增加一倍，所以吸收效果相对要提高。
（3）贫液中硫化氢含量的影响
由亨利定律可知，溶液中溶质的分压与其在溶液中的浓度成正比，即：
Pi=EiXi，所以在同一温度下（即Ei不变），XH2S越大，其平衡蒸汽压越大,因此净化气中硫化氢含量增加，净化效果降低.
（4）乙醇胺用量的影响
由于工艺条件的不同，以及设备的工作性能，溶液的质量等原因，在吸收时往往不能达到真正的平衡,一般仅能达到平衡的60％—80%，所以需要增加乙醇胺用量才能保证净化效果。
但是乙醇胺用量要适当，过多提高循环量会得到相反的结果。
（5）乙醇胺浓度的影响
由于一定量的酸性气需要一定量的乙醇胺来吸收，在胺液用量相同的情况下，胺液浓度越低，则循环量越大，再生塔的液相负荷和冷却负荷增大，使贫液质量变差，影响吸收效果；胺液浓度过高，会导致胺液发泡、胺液损失、设备腐蚀加剧。
（6）原料气中杂质的影响
原料气中某些物质（如CO2、COS、RSH、RSR等）会与胺液发生反应生成稳定的盐类，从而造成胺液发泡；原料气中机械杂质也易造成胺液发泡
2、再生部分
（1）温度的影响
由于解吸反应是吸热反应，所以提高温度，增加再生塔的热量有利于胺液的再生；但是温度过高，会造成胺液分解，增加动力消耗。
（2）压力的影响
对于乙醇胺溶液来说,在一定压力下沸点是一定的，只要不改变压力，塔底无论怎样加热均不会有较大变化。
而提高或降低压力，将对再生温度有较大影响。
因此必须有一定的压力来保证足够的再生温度，确保再生效果.
（3）重沸器供给热量的影响
要使解吸较好的进行,必须有足够的热量，需要满足这几方面对热量的需要：
①解吸全部硫化氢所需热量；②把低温进料加热到解吸温度所需热量；③为再生塔提供汽提蒸汽所需热量。
3、物料平衡
物料名称
流量t/a
收率％（m）
催化干气
38927
24.33
液化气
116897
73.06
酸性气
4176
2。
61
第四章副产品及三废的应用与处理
名称
排放点
主要成分
近期综合利用
含硫污水
V201`
H2S、水、油
去污水净化
再生烟气
再生器
CO、CO2、粉尘
进烟机发电、余热炉产蒸汽
酸性气
塔403
H2S
硫磺装置
第五章工艺流程简要说明
5。
1反应-再生单元
第二催化裂化装置为高低并列、前置烧焦罐、内置提升管式催化裂化装置。
装置于2009年9月MIP－CGP工艺改造时提升管自下而上设有原料油喷嘴、回炼油喷嘴、急冷油喷嘴，第二反应区。
原料油在高效喷嘴混合室内和雾化蒸汽混合后,被雾化成小油滴进入提升管。
提升管底部设有汽油回炼分布器,在分布器中，汽油和蒸汽混合后经喷淋式喷头进入提升管。
2006年厂部重质油加工方案进行了调整,催化原料的品种和供给方式也相应进行了改变。
VRDS减压装置停,渣油全部改为VRDS常压渣油,可以由罐区送入，也可以进行热进料直供；蜡油则主要是来自蜡油加氢装置的焦化蜡油，有时接收二常或三常的减三线蜡油，蜡油可采用热进料直供方式，也可由泵404/1，2接力抽入。
两路进料混合进入装置原料缓冲罐容203，掺渣比基本保持在80％－100％。
装置蜡油进料（加氢后焦化蜡油）由泵404/1,2抽入,与罐区送入的渣油进料（VRDS常压渣油）进料中的一路经管道混合一并至装置原料缓冲罐容203，由原料油泵201/1，2抽出，经原料-油浆换热器（换201/1—4）升温至180~220℃,进入提升管下部第一反应区的原料喷嘴。
提升管设置两个反应区。
在第一反应区内，雾化后的新鲜原料油与高温催化剂接触，立即汽化、反应，产生的反应油气携带催化剂以活塞流沿提升管向上流动。
在提升管下段第一反应区的出口设置急冷油喷嘴，通过汽油回炼,抑制二次裂化反应，同时由于第二反应区扩径，延长停留时间,增加氢转移反应和异构化反应.为了控制第二反应区扩径后的空速，第二反应区底部通过MIP斜管和MIP滑阀补充部分待生催化剂.在提升管出口设有粗旋，使催化剂与油气迅速分离，减少二次反应。
在再生器中，催化剂分为三路：
一路经再生斜管进入提升管反应器，完成反再系统的催化剂循环，该路催化剂循环量的大小，由提升管出口温度控制再生滑阀的开度进行控制.一路经外取热上斜管进入外取热器，降温后的催化剂通过外取热下斜管返回烧焦罐，该路催化剂循环量,由烧焦罐床层温度控制外取热下滑阀的开度进行控制。
另一路，经循环斜管、滑阀进入烧焦罐，以提高烧焦罐内的起始温度.再生烟气经再生器内6组两级旋风分离器回收烟气携带的催化剂细粉后，进入三旋。
为维持两器热平衡，增加操作灵活性，在再生器旁设置可调热量的外取热器，由再生器床层引出高温催化剂（700℃）流入外取热器后,经取热列管间自上向下流动，取热管浸没在流化床内，管内走水，取热器底部通入流化空气增压风以维持良好流化，造成硫化催化剂对直立浸没管的良好传热,经换热后的催化剂温降100℃左右，通过斜管及外取热器下滑阀流入烧焦罐.
外取热器用的脱氧水自余热锅炉来，进入汽包,与外取热器换热出来的汽－水混合物混合,传热并进行汽、液分离后产生的4.3MPa（表）饱和蒸汽送至余热锅炉过热,并入装置中压蒸汽管网。
汽包中的饱和水由循环热水泵101/1～3抽出，形成强制循环，进入外取热器取热管。
再生器和烧焦罐烧焦用的主风由主风机供给，主风机出口分出一股主风经增压机升压后（0.42MPa（表）流量150立方米/分钟）,作为外取热器流化风。
因调节取热量需要，同时满足增压防喘振的需要，增压风过剩时,可将部分增压风并入主风管线。
自动控制部分
再生器操作压力由三旋后的烟气双动滑阀或烟机入口蝶阀控制.
提升管出口温度由再生滑阀控制.
待生滑阀用来控制汽提段催化剂料位高度，要求保证最低料位高度以确保良好的汽提，同时也要防止料位过高,而使催化剂从料腿中重新被携带。
提升管第二反应区床层料位由MIP滑阀控制.
再生器床层料位由循环滑阀控制,但在料位规定范围内可以不加控制，只要严密监视。
烧焦罐温度可调节外取热器下滑阀开度或调节外取热器流化风量来调整取热量，使进入烧焦罐的催化剂流量或温度变化,从而控制了烧焦罐温度。
开工用新鲜及平衡催化剂由汽车从厂内仓库运送至装置内新鲜催化剂储罐和平衡剂催化剂储罐，用系统来的非净化风（压力0。
6MPa（表）温度30℃）输送至再生器和烧焦罐，正常补充催化剂用小型加料,用非净化风送到再生器。
为保持催化剂比表面和重金属含量不超过允许值需从再生器定期卸出催化剂至废催化剂罐.废催化剂储罐考虑了催化剂卸除装运设施。
钝化剂系统为桶装
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