石油化工类实习报告.docx
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石油化工类实习报告
概述
我于2013年1月至2013年6月期间，在福建联合石油化工有限公司参见毕业定岗实习。
主要的实习车间炼油加氢裂化装置，实习内容以生产工艺、生产设备和生产操作为主。
这次的毕业实习任务主要是在单位实习指导教师、班组班长及同班师傅的指导与帮助下，通过自学、讨论、查看现场流程、参看图纸和技术资料、草图绘制、实际操作、总结等实习方式，具体做到以下内容：
1、一般了解装置基建、生产和发展的全过程；原料来源、原料性质；产品种类、生产方法、产品质量和技术规格及产品用途等方面的概况。
2、一般了解工厂使用的原料、燃料、水、电、汽的供求及消耗定额；物料和能量的综合利用及节能措施；三废处理和副产品的概况。
3、了解各工段的生产方法、工艺流程；主要工艺条件和主要设备结构；各工段之间的相互联系和相互影响。
4、结合流体输送的基本原理，了解流体输送的方式和设备（离心泵、往复泵、压缩机、换热器、空冷器、加热炉）的规格、性能、结构、选用等情况。
5、通过师傅指导，现场实际操作，掌握装置基本的工作，各单机设备的开停机操作、正常维护、检查设备的运转情况。
6、熟悉现场存在的一些危险。
如现场高温高压部位、高硫化氢部位、临氢部位等，学习装置开停工操作，现场紧急事故处理。
7、了解DCS、SIS画面操作。
通过这次实习，不仅加深了我们对课本知识的理解，还很好地锻炼了我的实际操作能力，同事也提高了我沟通交际能力。
这次定岗实习，将会对我的以后工作有着深远的意义。
本实习报告分为工厂及车间概况、加氢裂化装置工艺介绍、原料产品性质、装置设备、现场部分操作、现场部分事故处理及实习总结。
第一章工厂及车间概况
1.1工厂概况
福建联合石油化工有限公司是由福建炼油化工有限公司、埃克森美孚中国石油化工公司、沙特阿美中国有限公司以50%∶25%∶25%的股比出资共同设立的中外合资大型石油化工企业，总投资约400亿人民币，旨在建设和运营世界级、高科技、一体化的石油化工基地。
公司总占地面积约480公顷，地处中国东南沿海的湄洲湾南岸，位于福建省泉州市泉港区，交通便捷，区位优势突出。
公司于2007年3月正式成立，2007年6月正式投入运营，在原400万吨/年（8万桶/天）炼厂的基础上，投资兴建了炼油乙烯一体化项目，将公司的炼油能力提升至1200万吨/年（24万桶/天），大幅提高加工含硫原油的炼制能力，主要加工沙特含硫原油，生产高质量的石油产品，并新建一套80万吨/年乙烯裂解装置、一套80万吨/年聚乙烯装置、一套40万吨/年聚丙烯装置和一套70万吨/年芳烃联合装置；同时，建设中国首套高度集成一体化部分氧化/汽电联产（IGCC）装置，用于制氢、产汽和发电；建设了与上述工艺装置相配套的厂内和厂外公用工程以及30万吨级原油码头和60万立方米中转油库，将公司码头吞吐量提升至1800万吨/年。
新建项目于2009年8月份成功投入试运行，2009年11月宣布正式投入商业运营。
1.2炼油一业务团队概况
炼油一业务团队有800万吨/年常减压装置、260万吨/年轻烃回收装置、30万吨/年干气液化气脱硫装置、25万吨/年液化气脱硫醇装置、280万吨/年柴油加氢精制装置及120万吨/年航煤加氢精制装置、210万吨/年加氢裂化装置、230万吨加氢处理装置和80000nm3/年氢提纯装置、170万吨/年溶剂脱沥青装置、2×100吨/小时新污水汽提装置、2×10万吨/年硫磺回收装置、2×430吨溶剂再生装置、炼油/乙烯碱渣等15套装置18个单元。
炼油一业务团队现有职工140人，女职工40人，下设4个班组，实行四班两倒。
1.3班组概况
炼油五联合团队组建于2006年10月，管辖210万吨/年加氢裂化，230万吨/年蜡油加氢处理和8万吨Nm³/小时原料气氢提纯三套装置，团队现有员工65人，其中管理人员5人，操作人员60人，班组实行“四班二”运转工作制，团队员工中党员14人，团员17人，女员工10人。
1.4班组管辖装置概况
1.4.1210万吨/年加氢裂化装置
210万吨/年加氢裂化装置，是一套以一套减压装置的蜡油、两套减压装置的蜡油为原料，以2种产品方案进行操作，即方案1为多产尾油方案，方案2为多产石脑油方案。
主要产品轻石脑油为汽油调和组分，中石脑油为催化重整的原料，柴油作为优质低硫燃料油产品，加氢尾油为新建乙烯装置提供原料，同时副产液化气及少量酸性气。
1.4.2230万吨/年蜡油加氢除了装置
230万吨/年蜡油加氢除了装置，设计以减压蜡油焦化装置的蜡油湖人溶剂脱沥青装置的脱沥青油为原料，经过加氢处理过程，生产催化裂化的原料，同时副产柴油、石脑油及少量酸性气。
1.4.3原料气氢提装置
80000Nm3/h原料气氢提装置，即PSA装置，该装置以230万吨/年蜡油加氢处理装置、210万吨/年加氢裂化装置、280万吨/年柴油加氢机关支部装置富含氢气的低分气、140万吨/年催化重整的氢气以及乙烯装置的氢气为原料，主要产品为99.9V%的氢气并入全厂氢气官网，同时副产燃料气。
第二章加氢裂化装置
2.1装置概况
210万吨/年加氢裂化装置，是一套以一套减压装置的蜡油、两套减压装置的蜡油为原料，以2种产品方案进行操作，即方案1为多产尾油方案，方案2为多产石脑油方案。
主要产品轻石脑油为汽油调和组分，中石脑油为催化重整的原料，柴油作为优质低硫燃料油产品，加氢尾油为新建乙烯装置提供原料，同时副产液化气及少量酸性气。
本装置有以下两部分组成：
反应部分和分馏部分。
反应部分包括新鲜原料油的预热和过滤、循环氢脱硫和升压、新氢压缩机、精制及裂化反应器、反应产物的换热、气液分离等；产品分馏部分包括低压换热（加热）与冷却、反应产物脱硫化氢汽提榙、分馏塔进料加热炉及分馏塔、测线汽提塔、石脑油分馏塔等。
本装置运行时数按8400小时计。
2.2工艺原理
加氢裂化技术，有可加工原料的范围宽、原料适应性强、产品方案灵活、产品质量好、液体产品收率高等独具的特点，能生产从液化石油气、石脑油、喷气燃料、柴油到蒸汽裂解、润滑油基础油等多种优质产品和石油化工原料，是为大型炼厂和石油化工企业最重要、最可靠、最灵活和最有效的加工手段。
加氢裂化同其他技术一样，是根据原料资源和对产品的需求，基于相关理论、原理和对相关化学反应的潜心研究而开发成功的，在其应用过程中不断改进、日臻完善。
在激烈的市场竞争中，以发展求生存。
2.3加氢裂化工艺流程
2.3.1两段法加氢裂化
两段法加氢裂化采用两个反应器，20世初开始用于煤及其衍生物的加氢裂化。
原料油先在第一段反应器进行加氢精制（HDS、HDN、HDO、烯烃饱和、HAD并伴有部分转化）后，进入高压分离器进行气/液分离；高分顶部分离出的富氢气体在第一段循环使用，高分底部的流出物进入分馏塔，切割分离成石脑油、喷气燃料及柴油等产品；塔底的未转化油进入第二段反应器进行加氢裂化；第二段的反应流出物进入第二段的高分，进行气/液分离，其顶部导出的富氢气体在第二段循环使用；第二段高分底部的流出物与第一段高分底部流出物，进入同一分馏塔进行产品切割。
两段法加氢裂化的特点
◎第一、二段的反应器、高分和循环氢（含循环压缩机）自成体系；
◎补充氢增压机、产品分馏塔两段公用；
◎工艺流程较复杂、投资及能耗相对较高；
◎对原料油的适应性强，生产灵活性大，操作运转周期长。
2.3.2单段加氢裂化工艺
单段法加氢裂化采用一个反应器，既进行原料油HDS、HDN、HDO、烯烃饱和、HDA，又进行加氢裂化；采用一次通过或未转化油循环裂化的方式操作均可。
其特点是：
⊙工艺流程简单，体积空速相对较高；
⊙催化剂应具有较强的耐S、N、O等化合物的性能；
⊙原料油的氮含量不宜过高，馏分不宜过重；
⊙反应温度相对较高，运转周期相对较短。
2.3．3一段串联加氢裂化工艺
一段串联加氢裂化采用两个反应器串联操作。
原料油在第一反应器（精制段）经过深度加氢脱氮后，其反应物流直接进入第二反应器（裂化段）进行加氢裂化。
裂化段出口的物流经换热、空冷/水冷后，进入高、低压分离器进行气/液分离，高分顶部分离出的富氢气体循环使用，其液体馏出物到低分进一步进行气/液分离;低分的液体流出物，到分馏系统进行产品切割分馏，其塔底的未转化油返回（或部分返回）裂化段循环裂化，或出装置作为下游装置的原料。
一段串联加氢裂化的特点是：
⊙精制段催化剂应具有较高的加氢活性（尤其是HDN活性）；
⊙裂化段催化剂应具有耐H2S和NH3的能力；
⊙产品质量好，生产灵活性大，一次运转周期长；
⊙与一段法加氢裂化相比，其原料油适应性较强，体积空速、反应温度相对较低；
⊙与两段法加氢裂化相比，其投资和能耗相对较低。
2.3.4一段串联两段（未转化油单独）加氢裂化
采用一个精制反应器、两个裂化反应器，精制油在第一裂化反应器加氢裂化，其未转化油在第二裂化反应器内加氢裂化，是一段串联的特殊形式。
一段串联的一段或两段裂化主要取决于：
装置规模、反应器的制造及运输条件。
如果炼厂地处沿海，反应器的大小不受其相关运输条件的限制，采用单列的两个大反应器串联更为经济。
2.4加氢裂化过程的化学反应
尽管加氢裂化的工艺流程有多种,加氢裂化过程的反应可归纳为两类。
加氢精制反应:
加氢脱硫、加氢氮、加氢脱氧、加氢脱金属和不饱和烃（烯烃、芳烃）的加氢饱和。
加氢裂化反应:
烃类的加氢异构和裂化（包括环状烃的开环）。
加氢精制反应:
主要发生在一段串联流程中的精制段和两段流程中的第一段。
加氢裂化反应:
主要在一段串联流程中的裂化段和两段流程中的第二段进行。
对于单段加氢裂化来说,在加氢裂化反应器内既有加氢精制反应，也有加氢裂化反应。
由各种烃类组成的石油及石油馏分中,含有硫、氮、氧和金属等杂原子的有机化合物。
石油及石油馏分中杂原子有机化合物的存在,既是给石油加工过程带来麻烦的原因,也是影响石油产品质量（安定性）和使用（腐蚀、环境污染等）的制约因素。
石油馏分中的氮化合物,是加氢反应尤其是裂化、异构化和氢解反应的强“阻滞剂”。
石油馏分中的氮含量随其馏分沸点的升高而增加。
2.4.1加氢精制反应原理
尽情精制的目的是除去原料中的硫、氮、氧杂杂质及金属杂质，以改善油油品的使用性能。
加氢精制过程是在临氢及一定的温度、一定的压力和催化剂的条件下，除烯烃饱和外，原料中的硫化物、氮化物、氧化物分别与氢气作用，生产硫化氢、氨、水和相应的烃类，使存在于烃类的杂质变成易除去的气体，达到精制的目的。
加氢裂化工艺过程中的精制反应，其主要目的是进行加氢脱氮和脱硫，将原料油中所含的氮化物脱除至加氢裂化催化剂所能承受的标准之内，同时也脱除其中的的硫化物、氧化物和金属杂质。
2.4.1．1加氢脱硫（HDS）
原油的硫含量因产地而异,低者0.1%,高者2~5%;
石油馏分中的含硫化合物：
硫醇（RSH）、二硫化物（RSSR’）、硫醚（RSR’）
杂环类含硫化合物:
噻吩、苯并、二苯并噻吩、萘苯并噻吩及其衍生物。
加氢脱硫反应
硫醇的加氢RSH+H2RH+H2S
硫醚的加氢RSR’+2H2RH+R’H+H2S
二硫化物的加氢RSSR’+3H2RH+R’H+2H2S
2.4.1.2加氢脱氮
石油馏分中的氮含量一般随其馏分沸点的升高而增加;轻馏分中的含氮化合物主要是单、双环杂环氮化合物（砒碇、喹啉、砒咯、吲哚等）；氮化合物分碱性和非碱性氮化合物两大类；非碱性氮化合物：
砒咯及其衍生物（砒咯、吲哚、咔唑）；碱性氮化合物：
砒碇及其衍生物（砒碇、喹啉、异喹啉、苯并喹啉），杂环氮化合物在C-N键氢解之前，杂环必须先加氢饱和，即使苯胺类的非杂环氮化合物，C-N键氢解之前，芳环也是先加氢饱和。
加氢脱氮反应包括：
胺类的加氢、吡咯类的加氢、吡啶类的加氢、喹啉类的加氢、咔唑类的加氢。
2.4.1.3加氢脱氧
石油馏分中的有机含氧化物主要是羧酸（如环烷酸）和酚类.
有机含氧化物的反应活性:
醇、酮>醚类>酚类>呋喃类
包括：
苯酚的加氢、环烷酸的加氢
2.4.1.4烃类的加氢反应
烃类是加氢裂化原料的主体.
在加氢裂化过程中,烃类加氢反应的结果决定其产品分布、产品质量和技术经济效益。
烃类的加氢反应分为两类：
⊙一类是加氢处理条件下的不饱和烃（烯烃和芳烃）的加氢饱和，这些反应与
杂原子加氢脱除反应同时进行，伴有轻度的C-C键断裂反应；
⊙另一类是加氢裂化条件下涉及C-C键断裂,骨架异构的烃类的加氢裂化反应；
⊙两类反应不存在不可逾越的鸿沟，如多环芳烃的加氢饱和与加氢开环反应同时进行，是其典型的例子。
2.4.2加氢裂化反应原理
I.烷烃的加氢裂化反应
烷烃的加氢裂化反应是通过正碳离子反应机理进行的。
烷烃大分子首先在加氢裂化催化剂的金属中心脱氢形成烯烃分子，烯烃分子再在催化剂的酸性中心得到氢质子而形成正碳离子，正碳离子进行C-C键断裂而生成较小的正碳离子和烯烃。
II.异构化反应
在加氢裂化过程中，烷烃和烯烃均会发生异构化反应，从而使加氢产物中异构烃与正构烃的比值较高。
烷烃和烯烃的异构化反应俨然是在双功能催化剂上进行的。
III.环烷烃的加氢裂化反应
环烷烃在加氢裂化催化剂上的反应主要是脱烷基反应、六员环的异构和开
环反应。
与烷烃正碳离子相比，环烷烃正碳离子的最大特点是难以裂解，只有在苛刻条件下，环烷烃正碳离子才发生-位断裂反应。
环烷烃正碳离子难以裂解的原因是：
∆环烷烃正碳离子-位断裂反应生成的非环正碳离子，具有极强的环化倾向
∆环烷烃正碳离子带正电荷碳原子的p轨道与裂化键的取向不利：
在烷烃正碳离子中，二者是共面取向，有利于-位断裂；而在环烷烃正碳离子中，二者接近垂直，不利于-位断裂。
IV.芳烃的加氢裂化反应
芳烃中的芳香贺非常稳点，很难以直接开环，因此单环芳烃在加氢裂化反应条件下通常发生的是烷基侧脸的断裂，而芳香核则保持不变，即脱烷基反应。
大分子的稠环芳烃及多环芳烃只有在芳香核加氢饱和之后才能开环并进一步发生随后的裂化反应。
2.5工艺流程描述
从装置外来的原料油（130℃）,在换热器E02003与分馏部分来的柴油换热至150℃，再在换热器E02004中与分馏塔中段回流换热至195℃后，进入原料油过滤器（SR01001）,出去＞25um的固体颗粒，预热后的原料油进入原料油缓冲罐（D01001），然后由加氢进料泵（P01001）升压，经反应流出物/原料油换热器（EO1003，E01001）换热后，与从氢气加热炉（F01001）来的循环氢混合。
调节循环氢加热炉的出口温度，混合油气依次进入加氢精制反应器和加氢裂化反应器进行反应。
从加氢裂化反应器来的反应流出物分别经反应流出物/原料油换热器（E01001、E01003）和反应流出物/热混合氢换热器（E01002、E01005）及反应流出物/脱硫化氢汽提塔塔底液换热器（E01004）换热到260℃，进入到热高分分离器（D01002）,热高分气先后与冷低分油（E01006）和混合氢（EO1007）换热，再与高压注水泵来的脱盐水混合，经热高分空冷器（A01001冷却到50℃，进入冷高压分离器（D01003）进行气液分离。
热高分液经减压或经液力透平（P01001A-HT）后进入热低压分离器（D01004），闪蒸后的热低分液直接进入脱硫化氢汽提塔第23#塔板。
热低压分离器上不出来的热低分器经空冷器（A01002）冷却后与减压后的冷高分油一起进入冷低分分离器（D01005）。
从冷高压分离器（D01003）出来的气体（13.63MPa,50℃）,首先进入循环氢脱硫塔入口分液罐（D01009），分离出的循环氢中携带少量液体后，进入循环氢脱硫塔（C01001）,用贫MDEA洗涤，将其硫化氢脱至1000uL/L以下。
从循环氢脱硫塔塔顶出来的循环氢进入循环氢压缩机（K01002）入口分液罐（D01010），再经循环氢压塑机升压后，一路从装置外来，经新氢压缩机（K01001）增压的补充新氢混合后去与原料油混合，作为反应循环氢进料；另一路用作反应器的急冷氢。
从冷低压分离器（D01005）上部出来的富含氢气的低分气直接送出核装置回收氢气，液体经与热高分气/冷低分油换热器（E01006）换热后，进入脱硫化氢汽提塔第15#塔板。
脱硫化氢汽提塔塔顶气经空冷器（A02001）和水冷器（E02001）冷却到40℃进入塔顶回流罐（DO2001）。
来自DO2OO1的含硫气体及液态烃直接送至炼厂轻烃回收装置，塔底油则经换热器（E01004）与反应流出物换热，经与尾油换热器（E02002）换热后进入分馏加热炉（F02001）加热，然后进入产品分馏塔（C02001）,第38#塔板。
产品分馏塔塔顶出来的气相经空冷器（A02002）冷却到55℃进入回流罐（D02002）。
从分馏塔塔顶出来的石脑油去石脑油分馏塔（D02004），石脑油分馏塔塔顶分出轻石脑油和塔底分出的中石脑油送出装置外；从产品分馏塔测线（18#塔板）抽出的柴油，经柴油汽提塔（CO2OO3）汽提后，塔底柴油经换热器（E02003）与原料油换热到150，在与石脑油分馏塔（D02004）进料换热器（E02007）换热后，经空冷器（A02006）冷却后送出装置外，产品分馏塔塔底出加氢尾油产品。
第一章原料与产品性质
3.1原料性质
3.1.1原料来源
本装置设计加工的原料油分必然来自一套常减压装置的360-510℃馏分（LVGO1）88.0万吨/年，二套常减压装置的360-510℃馏分（LVGO2）122.0万吨/年，总进料210万吨/年。
装置所需的氢气由全厂气管网提供，其纯度为99.5-99.9V%。
3.1.1.1原料油性质原料油性质如下表3-1：
表3-1原料油性质
项目
测试方法
LVGO1
LVGO2
加工量，万吨/年
88
122
实沸点切割范围，℃
ASTMD2892
360-510
360-510
比重（15.6℃/15.6℃）
ASTMD1298
0.904
0.920
总硫，wt-%
ASTMD1266
1.83
2.81
总氮，wt-ppm
504
776
碱氮，wt-ppm
132
200
康氏残氮，wt-%
ASTMD189
0.50
0.50
沥青质，wt-ppm
<100
<100
镍，wt-ppm
0.05
0.03
釩，wt-ppm
0.03
0.11
折射指数
ASTMD1218
1.484
1.494
苯胺点
ASTMD611
188.9
174.1
倾点
ASTMD97
94.31
91.6
粘度，cSt@50℃
ASTMD445
21.8
27.4
粘度，cSt@50℃
ASTMD445
5.34
5.99
馏程，℃
ASTMD1160
5LV%
339
342
10LV%
354
358
30LV%
395
399
50LV%
427
431
70LV%
456
459
90LV%
502
503
95LV%
528
525
3.1.1.2新氢性质新氢性质如下表3-2：
表3-2新氢性质
组分
H2
C1
CO+CO2
HCI
合计
组成V%
99,5-99.9
0.1-0.5
<20ppm
<20ppm
100.0
3.2产品性质
本装置方案1为多产尾油方案，方案2为多产石脑油方案。
主要产品轻石脑油为汽油调和组分，中石脑油为催化重整的原料，柴油作为优质低硫燃料油产品，加氢尾油为新建乙烯装置提供原料，同时副产液化气及少量酸性气。
3.2.1方案一（多产尾油方案）主要产品性质
表3-3CASE1操作初期主要产品性质
项目
轻石脑油
〈82℃
中石脑油
82-165℃
柴油
165-360℃
尾油
〉360
密度（20℃），g/cm3
0.6660
0.7533
0.8128
0.8350
馏程，℃
IBP/10%
43/45
98/107
167/194
374/398
30%/50%
53/61
112/119
223/256
412/436
70%/90%
66/71
130/145
292/240
474/503
95%
75
153
353
514
十六烷值
53.3
十六烷指数
56.4
凝点，℃
-10
35
BMCI值
86
表3-3CASE1操作末期主要产品性能
项目
轻石脑油
〈82℃
中石脑油
82-165℃
柴油
165-360℃
尾油
〉360
密度（20℃），g/cm3
0.6675
0.7549
0.8157
0.8366
馏程，℃
IBP/10%
43/45
98/107
167/194
374/398
30%/50%
53/61
122/119
167/194
412/436
70%/90%
66/71
130/145
223/256
412/436
95%
75
153
292/340
474/503
十六烷值
353
十六烷指数
52.1
凝点，℃
-10
35
BMCI值
9.4
3.3.2方案二（多产石脑油方案）主要产品性质
表3-5CASE2操作初期主要产品性质
项目
轻石脑油
〈82℃
中石脑油
82-165℃
柴油
165-360℃
尾油
〉360
密度（20℃），g/cm3
0.669
0.7525
0.8109
0.8304
馏程，℃
IBP/10%
43/45
98/107
167/194
374/398
30%/50%
53/61
112/119
223/256
412/436
70%/90%
66/71
130/145
292/340
474/503
95%
75
153
353
514
十六烷值
54.2
十六烷指数
57.2
凝点，℃
-10
37
BMCI值
6.4
表2-6CASE2操作默契主要产品性质
项目
轻石脑油
〈82℃
中石脑油
82-165℃
柴油
165-360℃
尾油
〉360
密度（20℃），g/cm3
0.6655
0.7544
0.8145
0.8329
馏程，℃
IBP/10%
43/45
98/107
167/194
374/398
30%/50%
53/61
112/119
223/256
412/436
70%/90%
66/71
130/145
292/340
474/503
95%
75
153
353
514
十六烷值
52.2
十六烷指数
55.7
凝点，℃
-10
37
BMCI值
67.6
第三章加氢裂化装置设备
4.1塔、反应器
表
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