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1、中国石化化集团广广州石油油化工总总厂建于于19774年，是是中国华华南地区区现代化化大型石石油化工工联合企企业，该该厂坐落落于广州州市黄浦浦区。在在四天的的生产实实习里我我们先后后到MTTBE、气气分、催催化重整整、催化化裂化车车间进行行实习，了了解工艺艺流程并并到装置置进行实实习。重油催化化裂化装装置1. 目目的和任任务、反反应原理理原油经常常减压蒸蒸馏后收收得到汽汽油、煤煤油及柴柴油轻质质油品所所占泵油油的比率率约为330%左左右，其其余的是是重质馏馏分和渣渣油。如如果不进进行二次次加工，它它们只能能作为润润滑油或或重质燃燃料油。我我们的目目的是把把原油进进料变成成所期望望的轻质质油，而而
2、经过常常减压后后，这些些重质馏馏分进行行再加工工，就是是在催化化剂的条条件下把把大分子子进行裂裂解，使使长碳链链的分子子断链变变成我们们期望的的碳链分分子，这这种方法法就是催催化裂化化。1.1反反应工艺艺原理在一定条条件下，烃烃类分子子与催化化剂接触触，在催催化剂表表面就发发生催化化裂化反反应，生生成产品品后离开开催化剂剂，整个个过程经经历了七七个步骤骤：（1） 气态烃分分子从主主气流扩扩散到催催化剂外外表面（外外扩散）；（2） 烃分子沿沿催化剂剂孔道向向催化剂剂内部扩扩散（内内扩散）；（3） 烃分子被被催化剂剂活性中中心吸附附（吸附附）；（4） 被吸附的的烃分子子在催化化剂表面面上发生生化学
3、反反应（化化学反应应）；（5） 产品分子子从催化化剂表面面上脱附附下来（脱脱附）；（6） 产品分子子沿催化化剂孔道道向外扩扩散（内内扩散）；、（7） 产品分子子扩散到到主气流流中（外外扩散）；一般来说说，反应应结果只只取决于于化学反反应和吸吸附两个个步骤的的难易程程度。在催化裂裂化过程程中，主主要进行行了裂化化反应、异异构化反反应、氢氢转移反反应和缩缩合反应应。1.2裂裂化催化化剂的再再生工艺艺原理石油烃催催化裂化化时由于于缩合反反应和氢氢转移反反应产生生高度缩缩合的产产物焦炭。焦焦炭沉积积在催化剂剂表面上上，会覆覆盖催化化剂表面面的活性性中心，使使催化剂剂的活性性和选择择性都降降低，因因此，
4、在在工业生生产装置置中必须须经常地地烧去催催化剂上上的积炭炭，即经经常要再再生。通通常在离离开反应应器时的的催化剂剂（待生生催化剂剂）含炭炭约1%。对于于催化裂裂化的分分子筛催催化剂要要求其积积炭量在在0.22%以下下，因此此催化剂剂的再生生过程决决定着整整个装置置的热平平衡和生生产能力力。催化剂上上沉积的的焦炭是是一种烃烃类缩合合产物。它它的主要要成份是是碳和氢氢，当裂裂化原料料含硫和和氮时，焦焦炭中也也含有硫硫和氮。在在实际生生产中，在在再生器器里烧去去的“焦炭”包括三三个部分分：催化化炭裂化反反应产物物的缩合合产物；附加炭炭原料料本身固固有的残残炭；可可汽提炭炭因汽汽提不完完全而残残留吸
5、附附在催化化剂上的的油气。催化剂再再生反应应就是用用空气中中的氧烧烧去上述述的焦炭炭。再生生反应的的产物是是CO22、O和和H2O，再再生烟气气中还含含有SOOX（SOO2、SOO3）和NNOX（NOO、NOO2）。再再生反应应是放热热反应，而而且热效效应相当当大，足足以提供供本装置置热平衡衡所需的的热量，还还可以提提供相当当大量的的剩余热热量。2. 工工艺流程程原料由罐罐区输至至缓冲罐罐，后在在泵作用用下经换换热器后后进入提提升底部部雾化并并于雾化化的水蒸蒸气混合合，雾化化成小滴滴的原料料油与高高温的再再生催化化剂接触触并立即即气化。在在催化剂剂的作用用下发生生裂化反反应，生生成汽油油、轻柴
6、柴油、液液化气、油油浆、干干气和焦焦碳。反反应油气气先经提提升管出出口的垂垂直齿缝缝式快速速分离器器分出大大部分催催化剂，在在经沉降降器内的的三组单单机旋风风分离器器分出携携带的催催化剂。反反应产物物、惰性性气体和和水蒸气气连同极极小量的的催化剂剂进入分分馏塔下下部，在在此被分分离为各各产品物物流。待生催催化剂在在第一再再生器内内，在3317kkPa压压力和6694温度下下进行不不完全再再生，烧烧掉积在在催化剂剂上的焦焦碳约665%的的碳和1100%的氢，半半再生催催化剂通通过立管管、半再再生滑阀阀，用增增压风提提升进入入第二再再生器（RR-1002），一一再的催催化剂料料位用半半再生滑滑阀控
7、制制。第二再再生器在在3233kPaa压力和和7677温度的的操作条条件下，控控制烟气气中氧浓浓度为22%（体体积）左左右，将将催化剂剂中剩余余炭完全全烧掉，并并实现一一氧化碳碳完全燃燃烧，使使再生催催化剂的的含碳量量控制在在0.005%，二二再的高高温催化化剂由RR-1002流入入脱气罐罐（R-1033），在在R-1103内内吹入适适量的松松动风使使催化剂剂均匀地地往下流流动，经经再生滑滑阀进入入反应提提升管底底部，实实现催化化剂的连连续循环环。混合烟气气经过第第三级旋旋风分离离器把烟烟气中携携带的催催化剂细细粉含量量降至2200毫毫克/标标米3以下之之后，进进入气轮轮机膨胀胀做功，以以回收
8、烟烟气的压压力能。3. 主主要设备备（1）再再生器再生器的的主要作作用是烧烧去待生生催化剂剂上的积积炭，对对于硅酸酸铝催化化剂，要要求再生生催化剂剂的含碳碳量降低低至0.5%以以下，对对于分子子筛催化化剂则要要求降至至0.2%-0.33%甚至至更低。再再生器的的烧焦能能力决定定一个催催化裂化化装置的的处理能能力。整个再生生器分为为稀相和和密相两两段，再再生器的的底部与与辅助燃燃烧室联联接。烧烧焦用空空气分一一次风和和二次风风两路进进入助燃燃烧室，通通过分布布板（或或分布管管）进入入密相床床层。烧烧焦生成成的烟气气携带部部分催化化剂进入入稀相段段（或称称沉降段段），部部分携带带的催化化剂下落落回
9、密相相，其余余的随烟烟气进入入旋风分分离器（两两级串联联为一组组，组数数由气体体负荷而而定），分分离出的的催化剂剂经料腿腿返回密密相床，而而烟气则则经集气气室排出出再生器器。由气气体携带带出床层层又经料料腿返回回床层的的催化剂剂的流量量（有时时称内循循环）是是很大的的，通常常是两器器间催化化剂循环环量的11-3倍倍。待生生催化剂剂由密相相提升管管进入密密相床层层，经烧烧去积炭炭后由溢溢流管引引出再生生器。（2）旋旋风分离离器由于床层层气速大大于某些些细粉的的终端速速度以及及密相床床中的气气泡上升升至界面面并破裂裂时将一一些较大大颗粒的的催化剂剂也带入入稀相段段，必然然有一部部分催化化剂被带带入
10、稀相相段。尽尽管气流流在上升升过程中中，部分分携带的的催化剂剂会沉降降下来，但但是在气气体进入入旋风分分离时，其其中仍有有一定数数量的催催化剂。在在一般工工业再生生器中，旋旋风分离离器入口口处每mm3气体尚尚含有55-155公斤催催化剂。由由此计算算得的催催化剂带带出率甚甚至大于于两器间间的催化化剂循环环量。如如果不设设置旋风风分离器器，则不不仅催化化剂损失失非常大大，再生生器也不不可能正正常操作作。在实实际生产产中，旋旋风分离离器的操操作状况况对催化化剂损耗耗量有关关键性的的影响。（3）溢溢流管和和淹流管管再生过的的催化剂剂经由溢溢流管或或淹流管管引出再再生器。溢溢流管上上口与密密相床面面平
11、齐。淹淹流管的的上口则则低于密密相床面面。催化裂化化的再生生器用溢溢流管，其其他形式式的再生生器多用用淹流管管。再生生催化剂剂落入溢溢流管（或或淹流管管）时常常常是携携带有较较多烟气气，为了了使催化化剂输送送管内有有较高的的密度，催催化剂在在管内向向下流动动时应保保证有一一部分烟烟气脱出出返回床床层。催化裂化化再生器器的溢流流管是以以漏斗形形立管靠靠近顶部部开有长长方形槽槽口，其其上口与与密相床床面平齐齐。溢流流管设置置在与待待生剂入入口成1180的方向向处。下下部穿过过分布板板处用波波形膨胀胀器密封封，上部部有三根根拉杆固固定于再再生器壁壁上。当当采用分分布管时时因溢流流管与分分布管不不直接
12、连连接， 不必用用波形膨膨胀节。溢溢流管一一般都用用20号号钢板制制成。（4）辅辅助燃烧烧室辅助燃烧烧室是在在开工时时供再生生器升温温用，在在反应再生生系统紧紧急停工工时也可可用来维维持系统统的温度度。在正正常生产产时它并并不燃烧烧料，而而只是作作为主风风的通道道。辅助助燃烧室室直接安安装在再再生器分分布板的的下面，辅辅助燃烧烧室可以以烧轻柴柴油或液液化气（先先经预热热汽化）。主主风分两两路进入入，一次次空气直直接进入入燃烧室室，在内内燃烧室室内温度度达16650-17000，一般般情况下下过剩空空气500-1000%；其余的的作为二二次空气气通过夹夹套后在在内燃烧烧室出口口处与高高温烟气气混
13、合，设设计时要要求混合合后的温温度达6600-7000，但在在实际开开工时为为了防止止烧坏分分布板（或或分布管管）应当当严格控控制分布布板下温温度不超超过5550。（5）双双动滑阀阀双动滑阀阀安装在在再生器器的顶部部出口，与与其出口口与烟囱囱（或烟烟道）相相连接，阀阀体内有有两块依依相反方方向移动动的阀板板，分别别由两个个风动马马达带动动。在完完全关闭闭时，两两块阀板板的中心心仍保留留有一定定面积的的圆孔。双动滑阀阀的主要要作用是是通过调调节它的的开度来来控制再再生的压压力，使使再生器器与反应应器的压压力差维维持在某某个稳定定值。实实际生产产中反应应器的压压力也会会发生波波动，因因此，双双动滑
14、阀阀的开度度是根据据两器差差压变化化的信号号老动作作，而不不是单纯纯根据再再生器压压力表的的信号。两两器差压压对于催催化剂循循环量有有重要影影响。因因此对双双动滑阀阀要求有有较高的的灵敏度度、准确确度和稳稳定度。除除了调节节两器差差压外，在在发生事事故时，可可通过双双动滑阀阀放空以以防止再再生器超超压。（6）反反应器反应器为为原料油油很催化化剂充分分接触提提供必要要的空间间，并能能控制一一定的反反应温度度和反应应时间。催催化裂化化反应器器分为稀稀相段、密密相段和和汽提段段三个部部分，总总高约为为26-33米米。原料油用用压力为为8-110巴的的蒸汽雾雾化、经经喷咀进进入稀相相提升管管，喷咀咀前
15、的压压力应保保持3.5-44巴（表表）以保保证良好好的雾化化状态。通通常是沿沿稀相提提升管圆圆周均匀匀布置数数个喷咀咀以使雾雾化的原原料油均均匀地分分布于管管内。在在稀相提提升管内内，原料料油与催催化剂接接触必然然发生裂裂化反应应，通常常在这里里发生的的反应占占全部反反应的225%。然然后经分分布板进进入密相相段再继继续完成成其余的的约755%的反反应。密相段有有高速床床和低速速床两种种，高速速床的空空塔线速速约1.2m/s，低低速床的的约0.6m/s。采采用高速速床的主主要目的的是减少少返混以以达到提提高选择择性的目目的。密密相段的的直径根根据反应应产品的的体积流流率（在在反应条条件下）和和
16、选用的的密相段段线速确确定，密密相段的的高度则则由所需需密相床床的藏量量确定，约约5米左左右。稀相段的的主要作作用是使使携带出出床层的的催化剂剂沉降下下来以降降低旋风风分离器器入口的的固体浓浓度，从从而降低低旋风分分离器的的负荷和和减少催催化剂带带至分馏馏塔的数数量。为为保证一一级旋风风分离器器入口的的高度应应保持66米以上上。反应器内内的旋风风分离器器采用两两级串联联，负荷荷大时可可以几组组并联，油油气自二二级升气气管出来来汇集于于集气室室后再导导出反应应器。一一级料腿腿伸至分分布板上上，其末末端装有有全覆盖盖翼阀；二级料料腿伸至至稀、密密相交界界处，其其末端装装有半覆覆盖式翼翼阀。在在集气
17、室室下面装装有防焦焦档板，在在档板以以上的空空间内通通入防焦焦蒸汽，其其目的是是防止油油气在此此死区停停留时间间过长引引起结焦焦。汽提段位位于反应应器的下下部，其其作用是是用蒸汽汽置换出出催化剂剂颗粒之之间和催催化剂本本身孔隙隙内的油油气，这这部分油油气的数数量约占占产品的的2-44%，如如果不除除去就相相当于增增加了22-4%的焦炭炭产率。在在汽提段段，催化化剂与水水蒸气是是逆向运运动，为为了保证证催化剂剂能顺畅畅地以充充气流动动状态向向下运动动，催化化剂流速速与水蒸蒸气流速速应保持持某个适适宜的相相对关系系。为了了改善汽汽提效果果，汽提提段内一一般装有有15-20层层人字档档板。为为了保证
18、证催化剂剂流畅，在在安装人人字档板板后各区区域的最最小流通通面积应应保证有有汽提段段截面550%。汽汽提蒸汽汽由插入入最下面面2-33排人字字档板下下面的管管子喷入入，蒸汽汽管上在在通过管管中心的的水平线线成300的方向向开有喷喷孔。为为了防止止停工时时催化剂剂堵塞喷喷孔和减减轻喷孔孔的磨损损，在喷喷孔外焊焊有255mm长长的套管管。为了了使蒸汽汽分布均均匀和防防止部分分喷管处处产生涡涡流加剧剧磨损，蒸蒸汽管内内线速与与孔速的的关系应应适当。催化重整整装置1. 目的和任任务“重整”是指烃烃类分子子重新排排列成新新的分子子结构。在在有催化化剂作用用的条件件下对汽汽油馏分分进行重重整称催催化重整整
19、。在催化重重整过程程中，发发生环烷烷脱氢，烷烷烃环化化脱氢等等生成芳芳烃的反反应以及及烷烃的的异构化化、加氢氢裂化等等反应，这这些反应应都会使使汽油的的辛烷值值提高。重重整汽油油的辛烷烷值（研研究法）一一般在990以上上，而且且烯烃含含量少、安安定性好好，是车车用汽油油的高辛辛烷值组组分。在催化重重整中，最最主要的的化学反反应是芳芳构化反反应，因因此在重重整生成成油中，苯苯、甲苯苯、二甲甲苯及较较大分子子的芳烃烃的含量量很高。苯苯类产品品是有机机合成、油油漆、染染料、医医药等工工业的基基础原料料。因此此，催化化重整除除了生产产高辛烷烷值汽油油以外，同同时也是是生产芳芳烃的重重要手段段。由于重整
20、整中的脱脱氢反应应，它还还生产处处很重要要的副产产品，即即纯度很很高的氢氢气（HH2的含量量在755-955%）。在在一般情情况下，这这些氢气气可以直直接用于于含硫油油的加氢氢精制，加加氢裂化化。因此此，重整整过程是是炼厂中中获得廉廉价氢气气的重要要来源，重重整的另另一个新新的用途途是用来来生产液液化气，采采用特定定的催化化剂可使使液化气气的产率率提高。2. 催化重整整化学原原理在催化重重整中发发生的化化学反应应主要有有以下几几种：（1） 六元环烃烃的脱氢氢反应（2） 五元环烃烃的异构构脱氢反反应（3） 烷烃的环环化脱氢氢反应（4） 异构化反反应（5） 加氢裂化化反应除了以上上五种主主要反应应
21、外，还还有烯烃烃饱和以以及生焦焦反应等等。生焦焦反应虽虽然不是是主要反反应，但是它对对催化剂剂的活性性和生产产操作有有很大的的影响。以上的（11）（22）（33）种反反应都是是生产芳芳烃的反反应，芳芳烃具有有较高辛辛烷值，因因此无论论目的产产物是芳芳烃还是是高辛烷烷值汽油油，这些些反应都都是有利利的。尤尤其是正正构烷烃烃的环化化脱氢反反应会使使辛烷值值大幅度度提高。这三种反反应的反反应速率率很不一一样，六六元环烷烷脱氢反反应进行行得很快快，在工工业重整整的条件件下一般般能达到到化学平平衡，她她说生产产芳烃的的主要反反应。五五元环烷烷的异构构脱氢反反应比六六元环烷烷脱氢反反应慢得得多，一一般只能
22、能有一部部分转化化成芳烃烃。在重重整原料料中，五五元环烷烷烃常常常占环烷烷烃中相相当大的的比例，因因此，如如何提高高这一类类反应的的反应速速率是一一个重要要的问题题。烷烃烃脱氢环环化反应应的速度度很慢，在在一般铂铂铼重整整过程中中，烷烃烃转化为为芳烃的的转化率率很小。铂铂铼等双双金属和和多金属属重整的的芳烃率率比铂重重整有很很大的提提高，主主要原因因就是提提高了烷烷烃转化化为芳烃烃的反应应速率。异构化反反应堆五五元环烷烷异构脱脱氢反应应以生产产芳烃具具有重要要意义，对对于烷烃烃的异构构化反应应，虽然然不能直直接生产产芳烃，但但是却能能提高辛辛烷值。重整反应应报了脱脱氢和裂裂化、异异构化两两类不
23、同同的反应应，后者者是属于于碳离子子反应，这这就要求求重整催催化剂具具有两种种催化功功能。铂铂重整催催化剂就就是一种种双功能能的催化化剂，其其中的铂铂构成脱脱氢活性性中心，促促进脱氢氢、加氢氢反应，而而酸性单单体提供供酸性中中心，促促进裂化化、异构构化等碳碳离子的的反应。国内外最最广泛应应用于工工业装置置中的催催化剂系系列是铂铂铼催化化剂，它它与铂催催化剂相相比，初初活性没没有很大大改进，但但活性稳稳定性大大大提高高，并且且容炭能能力增强强，这就就使得重重整装置置可以在在苛刻的的条件（低低压、低低氢油比比和较高高的稳定定）下长长周期运运转。当当催化剂剂在生产产一段时时间后，其其活性下下降后要要
24、进行再再生、氯氯化和更更新。3. 工艺流程程催化重整整反应系系统流程程示意图图催化重整整装置包包括石脑脑油加氢氢及重整整两部分分。3.1.石脑油油加氢系系统这部分包包括石脑脑油加氢氢和分馏馏两部分分。原料料由常压压装置或或储罐进进入缓冲冲罐，脱脱水后由由输入列列管换热热器与产产品换热热，加热热至所需需温度后后从顶部部进入反反应器，反反应产物物经冷却却后进产产品分离离器加氢氢后石脑脑油输送送到脱丁丁烷塔。CC4及以以下轻组组分由脱脱丁烷塔塔塔顶馏馏出，干干气送至至燃料气气管网，液液相一部部分作塔塔顶回流流，一部部分送脱脱乙烷塔塔，塔顶顶C5组组分进分分馏器。塔塔顶馏出出拔头油油，塔底底一部分分作
25、塔底底循环，一一部分作作重整进进料。3.2.重整反反应，再再生系统统分馏塔底底精馏石石脑油与与重整循循环氢混混合，换换热后进进重整加加热炉再再生反应应器，反反应吸热热，先后后进加热热器，反反应器330-RR-1-3，反反应产物物冷却后后进产品品分离罐罐，顶部部富氢一一部分进进循环压压缩机返返回重整整，另一一部分经经增压与与塔底油油接触，提提纯后送送预加氢氢体系。催催化剂在在反应器器内靠重重力向下下偏移，重重整反应应后，活活性下降降的待生生催化剂剂经发集集器和闭闭锁料进进入提升升管。利利用循环环氮气提提升至分分离料斗斗，经重重力作用用从底部部流入并并通过再再生塔。有有烧焦段段、氨化化段、干干燥段
26、，从从缓冲料料斗出来来，经闭闭锁料斗斗，从含含氧环境境转换至至富氧环环境，输输送回反反应器顶顶部还原原区，完完成整个个输送循循环。4. 主要设备备（1） 重整反应应器重整反应应器是重重整装置置的关键键设备，它它的设计计和操作作的优劣劣对整个个生产过过程起着着决定性性的作用。重重整反应应时气-固相非非均相催催化反应应，从总总热效应应来看它它是强吸吸热反应应。工业用重重整反应应器主要要有轴向向式和径径向式两两种结构构型式，它它们之间间的主要要差别是是：气体体流动方方式和床床层压降降不同。a.轴向向式重整整反应器器反应器为为圆筒形形，壳体体内径为为1.88米，直直筒高度度3.22米，总总高6.8米，
27、壳壳体厚440mmm，由20号号锅炉钢钢板制成成，设计计操作压压力255-400大气压压。壳体体内衬1100mmm厚的的耐热水水泥层，里里面有一一层3mmm的合合金钢衬衬里。衬衬里可以以防止碳碳钢壳体体受高温温氢气腐腐蚀，水水泥层兼兼有保温温和降低低外壳壁壁温的作作用。为为了使原原料的气气沿整个个床层截截面分配配均匀，在在入口处处设有分分配头。分分配头下下端盲死死，在下下缘开有有18个个381000mm的的矩形槽槽。油气气出口处处有钢丝丝网防止止催化剂剂粉末被被带出。反应器中中部装催催化剂，上上、下装装有惰性性瓷球以以防止操操作波动动时催化化剂层跳跳动而引引起催化化剂破碎碎，同时时也有利利于气
28、体体的均匀匀分布。瓷瓷球应当当是惰性性的，并并且不能能含有使使催化剂剂中毒的的杂质。b.径向向式重整整反应器器反应器壳壳体为圆圆筒形，壳壳体直径径1.66米，直直筒段高高度4.7米， 总高约约7.99米，壳壳体壁厚厚38mmm。用用铬钼钢钢焊制，设设计压力力为188个大气气压。与轴向式式反应器器比较，径径向式反反应器的的特点是是床层气气流以较较低的流流速通过过较薄的的催化剂剂床层。径径向式反反应器的的中部有有两层中中心管，外外径分别别为3330mmm和3550mmm，内层层中心管管壁上钻钻有许多多6mmm的小孔孔，外层层中心管管壁上开开了许多多矩形小小槽（1121mmm），反反应产物物通过这这
29、两层中中心管的的小孔进进入中心心管，然然后从下下部出口口导出，沿沿外壳壁壁周围排排列200个有许许多60012mmm长形形孔的扇扇形筒，在在扇形筒筒与中心心管之间间的环形形空间是是催化剂剂床层。反反应原料料油气由由反应器器顶部进进入，经经分布器器后进入入沿壳壁壁布满的的扇形筒筒内，从从扇形筒筒小孔出出来沿径径向通过过催化剂剂床，反反应后进进入中心心管，然然后导出出反应器器。MTBEE装置1.原理理装置采用用齐鲁石石化公司司开发的的MTBBE合成成技术，反反应器为为两个并并联的简简式多段段外循环环反应器器，使用用北京安安定特种种树脂厂厂生产的的S544阳离子子交换树树脂作催催化剂，以以气体分分离
30、装置置的混合合碳四和和外购甲甲醇为原原料。在在催化剂剂作用下下，混合合碳四中中的异丁丁烯与甲甲醇醚化化反应生生成MTTBE，用用作高辛辛烷值汽汽油的添添加剂，副副产品剩剩余碳四四送烷基基化作原原料，或或用作民民用液化化气。2.工艺艺流程（1）原原料净化化醚化化反应部部分 气体分分馏装置置（一）和和（二）的的混合碳碳四馏分分，经原原料油罐罐区（110077#110133#）进进入本装装置的原原料碳四四罐（VV-2001）。原原料甲醇醇由甲醇醇罐区进进入本装装置甲醇醇罐（VV-2009）。原原料碳四四经泵（PP-2001/AA，B）和和由泵（PP-2001/AA，B）抽抽出的原原料甲醇醇混合后后进
31、入净净化器（RR-2001/AA，B），两两台净化化器切换换使用，使使原料中中阳离子子含量由由510-66降到1110-66以下，控控制甲醇醇异丁烯烯的分子子比为111.05，借借助于比比值调节节器控制制甲醇量量。净化化器操作作温度约约40，操作作压力为为0.771.0MPPa。净化后的的物流经经原料与与热情（EE-2001）预预热到550，进入入反应器器（R-2022/A，BB），两两台反应应器一用用一备，操操作温度度5080，操作作压力为为0.66500.8MMPa，一一段循环环物流分分别流经经一段冷冷却器（EE-2001/AA，B）和和一段循循环泵（PP-2002）返返回一段段入口。二二
32、段循环环泵（PP-2003）返返回二段段入口。反反应热均均由循环环物料带带出，异异丁烯转转换率为为909210-22。反应应后物流流自压入入E-2205.（2）产产品分离离甲醇醇回收部部分 反应后后物流进进入产品品换热器器（E-2055），与与碳四塔塔釜液进进行换热热后进入入进料预预热器（EE-2004），预预热到约约60，进入入共沸蒸蒸馏塔（TT-2001），塔塔顶操作作压力为为0.5540.001MPPa，操操作温度度51，塔釜釜排出纯纯度98810-22产品MMTBEE，经产产品换热热器（EE-2005）和和产品冷冷却器（EE-2008）冷冷却到440进入产品品贮罐（VV-2006），再
33、再经产品品泵（PP-2008/AA，B）送送往MTTBE罐罐区。塔塔顶含醇醇的反应应碳四馏馏分物流流，经碳碳四回流流泵（PP-2005/AA，B）送送入萃取取塔（TT-2002）。萃取塔（TT-2002）操操作压力力0.44500.5MMPa，操操作温度度为400，水作作分散相相与含甲甲醇的碳碳四物流流，按料料水比55：1的的比例逆逆向接触触，使甲甲醇被水水所萃取取，萃取取液由塔塔底排出出，萃余余液由塔塔顶排出出后进入入剩余碳碳四罐（VV-2007），然然后经剩剩余碳四四泵（PP-2009/AA，B）送送往罐区区。来自自萃取塔塔底的物物流经釜釜液换热热器（EE-2111）和和甲醇预预热器（EE
34、-2110），加加热到约约95进入甲甲醇回收收塔（TT-2003），塔塔顶操作作压力00.0220.05MMPa，操操作温度度为544，塔顶顶馏出甲甲醇经甲甲醇冷凝凝器（EE-2112）进进入甲醇醇回流灌灌（V-2055），由由甲醇回回流泵（PP-2007/AA，B）部部分打回回流，部部分返回回甲醇原原料罐（VV-2009），塔塔底含微微甲醇的的水溶液液，经釜釜液换热热器（EE-2111）后后，再经经萃取冷冷却器（EE-2009）冷冷却至440作为萃萃取水进进入萃取取塔（TT-2002）。3.主要要设备该装置主主要包含含的设备备有：（1）塔塔共沸蒸馏馏塔，控控制塔压压的平稳稳是该塔塔操作的的重
35、要环环节。萃取塔，进进料量和和进料温温度需加加以控制制，以保保证萃取取效果。甲醇回收收塔。（2）净净化器、反反应器净化器的的作用是是将原料料中的金金属离子子降到110-66，两台台净化器器是切换换操作，方方便更换换树脂。净净化器总总装量226000kg/台，其其中最大大颗粒1150kkg/台台。反应应器容积积25.3m33/台，共共3层催催化剂，每每层装量量为67790kkg，其其中大颗颗粒树脂脂为2550kgg/层。（3）换换热器本装置有有五台蒸蒸汽加热热器，两两台物料料换热器器，四台台循环水水冷却器器和两台台冷凝器器。包括括E-2201原原料预热热器，EE-2002/AAB一段段冷却器器，
36、E-2033/ABB二段冷冷却器，EE-2004进料料预热器器，E-2055产品换换热器，EE-2006碳四四冷凝器器，E-2077碳四再再沸器，EE-2008产品品冷却器器，E-2099萃取冷冷却器，EE-2110甲醇醇预热器器，E-2111釜液换换热器，EE-2112甲醇醇冷凝器器，E-2133甲醇再再沸器。（4）容容器设备备包括原料料罐、回回流罐、产产品罐等等9个。气分装置置1.装置置简介和和原理本装置生生产流程程由原设设计五塔塔流程改改为三塔塔流程，即即由脱丙丙烷塔、脱脱乙烷塔塔、丙烯烯塔组成成。另外外两塔是是脱轻碳碳四塔、脱脱戊烷塔塔系统长长期停工工。该装置以以两催化化裂化装装置所产
37、产液化气气为原料料，液化化气经脱脱硫化氢氢及脱硫硫醇后才才进装置置。主要要产品为为精丙烯烯和混碳碳四馏分分。精丙丙烯纯度度达999.610-22以上，作作为下游游聚丙烯烯装置的的原料；混碳四四馏分作作为MTTBE和和烷基化化装置的的原料。副副产品丙丙烷馏分分调入民民用液化化气或作作为车用用液化气气。本装装置特点点如下：（1）在在丙烯-丙烷分分离中采采用热泵泵技术，采采用这种种热泵流流程是依依据丙烯烯-丙烷烷组分沸沸点接近近的特征征，本装装置丙烯烯塔塔顶顶、塔底底温差仅仅11.6，据国国外文献献报道，只只要温差差小于336，就可可以取得得较好节节能效果果。同时时丙烷本本身即为为合格的的工质，宜宜
38、采用开开式节流流膨胀热热泵流程程，不必必采用塔塔外流体体作工质质进行闭闭式循环环，简化化了流程程。（2）丙丙烯塔顶顶冷凝-蒸发器器采用高高热通量量管束。高高热通量量管即管管束外表表喷铝可可以强化化沸腾侧侧的传热热系数，从从而减少少传热温温差，降降低压缩缩机功耗耗。在传传热温差差相同是是，由于于总传热热系数增增加，可可以大幅幅度减少少冷凝-蒸发器器的传热热面积。2.工艺艺流程及及主要设设备经脱硫的的催化裂裂化液化化气由原原料罐区区进入装装置液化化气原料料缓冲罐罐，液化化气通过过脱丙烷烷塔进料料泵抽出出，经脱脱丙烷塔塔进料加加热器用用蒸汽加加热到778，以泡泡点状态态进入脱脱丙烷塔塔第344层塔板
39、板。脱丙烷塔塔为含669层塔塔盘的浮浮阀塔，塔塔顶蒸出出的碳二二、碳三三馏分经经塔顶冷冷凝器冷冷凝至444进入塔塔顶回流流罐，冷冷凝液一一部分用用脱丙烷烷塔顶回回流泵送送入塔第第69层层塔板上上作为回回流；另另一部分分用脱乙乙烷塔进进料泵送送入脱乙乙烷塔第第45层层塔板作作进料。塔塔底混碳碳四馏分分课自压压直接进进入脱轻轻碳四塔塔，或进进入冷凝凝器冷凝凝至400后送出出装置去去液化气气球罐区区。脱乙烷塔塔为含557层塔塔盘的浮浮阀塔板板，塔顶顶蒸出的的碳二、碳碳三馏分分经冷凝凝器部分分冷凝至至40进入回回流罐，未未冷凝的的其气体体主要为为乙烷和和部分丙丙烯及丙丙烷。冷冷凝液用用回流泵泵送入塔塔
40、顶第557层塔塔板作为为回流。脱脱乙烷塔塔用塔底底重沸器器加热，塔塔底碳三三馏分自自压进入入丙烯塔塔第699层塔板板。由于丙烯烯塔的总总塔板数数高达1188层层，故分分为丙烯烯塔（11）和丙丙烯塔（22），两两座塔均均为944层双流流浮阀塔塔板。丙丙烯塔（11）顶部部蒸汽通通过管线线引入丙丙烯塔（22）底部部第955层塔板板下面；塔（22）底部部液体通通过回流流泵送入入塔（11）顶第第94层层塔板作作为内回回流。塔塔（2）顶顶蒸出的的丙烯馏馏分进入入四台并并联的冷冷凝-蒸蒸发器管管程与在在壳程蒸蒸发的塔塔（1）底底节流后后的丙烷烷馏分进进行热交交换，冷冷凝液为为纯度99.6%的的精丙烯烯，一部
41、部分送入入塔（22）第1188层层塔板作作回流，另另一部分分送出装装置去精精丙烯储储罐。丙丙烷塔（11）塔底底为纯度度955%的丙丙烷馏分分，一部部分自压压送出装装置进入入罐区；另一部部分经节节流阀节节流后进进入丙烷烷蒸发罐罐。蒸发发后的气气相丙烷烷由丙烷烷蒸发罐罐上部引引入压缩缩机入口口分液罐罐，罐顶顶部引出出的丙烷烷气体进进入离心心气体经经丙烷辅辅助冷凝凝器，用用循环水水冷却，以以45液相丙丙烷返回回丙烯塔塔（1），大大部分压压缩后的的丙烷气气体返回回丙烯塔塔（1）作作热源。当不生产产精丙烯烯时，装装置内的的脱乙烷烷塔、丙丙烯塔及及想的设设备（包包括热泵泵）都停停开，此此时脱丙丙烷塔顶顶分
42、出的的碳三馏馏分课直直接出装装置去民民用液化化气罐区区，脱丙丙烷塔底底混合碳碳四馏分分自压进进入脱轻轻碳四塔塔进一步步分离或或者冷却却至400出装置置。实习感想想这次广石石化炼油油二部的的实习，给给了我们们一个亲亲身体验验重工业业生产的的机会，也也让我体体会到知知识和实实践结合合的重要要性。第一天的的安全教教育，师师傅和我我们强调调了很多多注意事事项，重重工业中中有毒有有害物质质很多，生生产过程程也存在在很大的的危险性性，稍不不留神就就可能发发生意外外。我们们平时上上课学的的物性和和工艺安安全操作作在实际际操作中中都是很很有用的的。当看看见书上上的工艺艺流程陈陈列眼前前，看见见书上的的塔高高高
43、耸立于于眼前，我我的感觉觉是陌生生又熟悉悉。陌生生是因为为那些塔塔、罐等等设备仪仪器不再再是书上上那样抽抽象而简简约的，熟熟悉是因因为那些些流程的的原理、走走向、优优缺点等等我们已已经学习习过很多多遍。工工厂里排排列整齐齐又错综综复杂的的管线，让让我认识识到工程程和工艺艺不是那那么简单单，我们们平时学学习的内内容在实实践中还还需大大大的补充充。装置置中经常常有排列列得整整整齐齐的的泵或者者调节阀阀，管线线的走向向也很有有讲究，这这些设计计里面都都包含很很多艺术术。要实实现工业业化生产产，只有有三传一一反是远远远不够够的，还还要考虑虑公用工工程、管管线布置置、设备备维修、仪表的布置、能量利用和回收系统等等，需要有缜密的思维和严谨的态度。师傅举的一个例子让我印象深刻，某一个设备德国人来安装之后顺利运行了很多年，而经过我国工作人员检修重装之后，就没那么好用了。我国的工业要发展要壮大，必须以保证质量为前提，怎样把工艺做精，需要的不仅仅是技术还有氛围和态度。这次实习习让我感感受到工工程和工工艺的设设计不单单单是要要把目标标产物生生产出来来，还有有很多细细节需要要我们考考量，要要做一个个真正的的工程师师我们还还需要学学习很多多。18