XXX大学
XXX专业
燕山石化实习报告
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年 月 日
实习的前一周我们进行了装置的参观实习，我们参观的地点主要在燕化二厂，冒着炎炎烈日，身穿着迷彩服，天气再热也挡不住我们学习新知识的热情，就这样我们完成了实习的第一部分任务，参观的内容主要如下：
聚丙烯的生产流程
首先，师傅在带我们去现场实习之前，对我们进行了关于安全的知识，授课的老师用声情并茂的方式，生动地让我们懂得了一些安全方面的知识，也懂得了一些实习期间要遵守的规则和纪律。
其次，老师给我们播放了一段教学片，主要围绕近期全国各地的石化企业发生的典型事故事例，教学片中对每个事故从根本原因和主要原因等几个方面进行剖析，我们都很认真地学习片子里面的东西，从中理解到，事故的背后不仅仅是企业的利润的丢失，更是生命财产安全的罪魁祸首，看着每次事故几乎都有人出事，使我们心中对责任和安全有了更深的理解。 最后，在了解了一些基本的规则和安全意识后，接下来的两三天的时间我们对聚丙烯的生产流程进行了参观，由于当时在施工和安全因素我们只是对现场的一些仪器装置进行了基本的了解，因此对现场的一些装置和一些仪表有了一定的认识，虽然我们不是学习化学的，但是我觉得要想控制的好，最好也要懂得一些化学的工艺，这样才懂得来龙去脉，意识到自己某些知识还很匮乏，需要去抓紧时间学习。
生产实习是我们大学本科四年中少有的能够深入生产实践进行的一次学习过程，它是学校教学的重要补充部分，也是教育教学体系中的一个不可缺少和替代的重要环节。
10月11日到17日我们深入燕山石化进行了为期四天的实地参观学习。，这次实习时间长、参与教师多、形式与内容丰富多样。通过这次实习，我觉得自己不仅对以前课堂上学习的知识有所巩固，也从中学到了很多新东西。
燕山分公司每年可向社会提供汽油、柴油、煤油、润滑油、石蜡等33个品种75个牌号的石油化工产品；其中全精炼石蜡、60号食品蜡、石油甲苯、导热油等产品获得国家金奖或银奖；有27种产品曾获国家、部、市级优质产品称号，产品畅销全国各地，石蜡、甲苯等产品还远销欧、美、亚洲的国家和地区，在国内外用户中享有较高的声誉。汽油全部实现了高标无铅化，汽油、柴油质量达到了欧洲Ⅱ号质量标准。银催化剂产品在美国和欧盟等国家和地区获得了专利，其性能居世界领先水平。 燕山分公司拥有橡塑新材料合成国家工程研究中心和合成树脂质量监督检验中心两个国家级技术开发和鉴定机构；拥有一支从事情报调研、实验室研究、中间实验、过程控制、设备开发以及工业化装置基础设计的科研开发队伍，在石油化工催化剂、基本有机合成、高分子材料合成及应用、精细化工、水质处理、分析测试等领域具备了雄厚的科研开发能力。燕山分公司研究开发的YS系列银催化剂在国内现有全部环氧乙烷/乙二醇装置上得到工业应用，占国内市场的85%以上；锂系橡胶聚合成套技术实现了向国内外的转让，水平均居国际先进水平。燕山分公司研究开发的SBS、溶聚丁苯橡胶SSBR、MTBE合成及裂解制异丁烯技术、己烯-1等成套生产技术具备了工业化生产条件，已经或者正在实现工业化生产。
阀的拆装
老师指导我们进行了阀的拆装，我拆装的阀是一个高压角式截止阀，其最大特点就是该其上阀杆跟下部阀芯之间并不是直接连在一起的，而是通过一个连接块连在了一起，连接块与上阀杆通过螺纹相连，连接块与下部阀芯则是通过相互咬合的凹槽内的滚珠连接在了一起，这种连接方式使得上阀杆在旋转的过程中不会带动下部阀芯旋转，而是通过滚珠的作用使下部阀芯随着上阀杆上下运动，这样就避免了阀芯表面跟阀体内部的接触表面间的滑动摩擦，从而延长了阀门的使用寿命。
拆装过程中，我注意到该阀门的阀体部分为规则而且较厚的矩形，因此推断该阀门可使用在高压的场合，根据阀体上的钢印推断，该阀门的使用温度应不超过200℃。通过查阅资料，我发现这一类型的阀门具有如下优点：（1）结构简单，制造和维修比较方便；（2）工作行程小，启闭时间短；（3）密封性好，密封面间磨擦力小，寿命较长。但同时它也有一些缺点：
（1）流体阻力大，开启和关闭时所需力较大；（2）不适用于带颗粒、粘度较大、易结焦的介质；（3）调节性能较差。
仪表有关的参观及其整修的知识
第一周最后一两天的时间里，我们对现场的仪表的应用有了一定的理解，例如当时带我们参观的师傅给我们讲解了液位、压力、温度等检测仪表的安装问题和使用应注意的问题。 然后，我们听了一节关于仪表维护的课，从中我们理解到，仪表的维修还是一个比较麻烦的事情，要考虑到价格、气候等条件，以安全为第一位，整体提升一个企业的利润。之后就参观了一些控制柜，其是很有讲究的，讲解员给我们讲解了控制柜输入是数字还是模拟信号，电源供电怎样实现等一些基本的问题，而且还告诉我们PLC编程很有用途，要我们学好这门课，对自己以后发展有好处的。
泵的介绍
对于泵我们并不陌生，因为在化工原理、粉体机械等相关课程中我们都曾学习过，但是在拆装中老师时不时的提问让我们回忆起了许多课堂上学过的知识，使理论与实际有了结合。
比如法兰孔要跨过中线分布使螺栓的受力情况更加合理，泵与电动机的连接要采用柔性联轴器，以免出现四个轴承同时定位的过定位现象。轴承箱部分要放油对轴承进行润滑，该部分可以使用碳钢制造，，但输送物料的部分为防止腐蚀需采用不锈钢制造。而对于拆装下来的叶轮，我们可以看出是闭式叶轮，其输送效率高，但是要求输送的物料比较清洁。叶轮上的小孔可以用来平衡轴向力。另外，由叶轮的厚度不一致我们推断该叶轮用于高速旋转的场合并进行过动平衡。叶轮与泵体接触的表面采用的是固定衬套密封以防止高压液体回流，其口环是采用过盈配合装配的，而并非与泵体是一个整体，因此在使用一段时间被磨损之后可以进行更换。
老师和老师给我们播放了燕山石化和中国化工集团的相关资料片并进行了一些讲解。
关于燕山石化，资料片主要从施工机械、火炬、燃料结构、化工产品结构、科技实力以及成品油结构等方面进行了介绍。
资料片中首先简介了燕山石化，我了解到燕山石化成立于19xx年7月20日。拥有生产装置88套，辅助装置71套。原油加工能力为1000万吨/年，乙烯生产能力达80万吨/年，可生产欧Ⅳ标准的清洁汽油、柴油、航空煤油、石蜡、乙烯、聚乙烯、聚丙烯、苯酚、丙酮、顺丁橡胶、丁基橡胶等120种494个牌号的石油化工产品，其中树脂及塑料、合成橡胶、基本有机化工产品是国内最大的生产商之一。
在施工机械篇中，我了解到燕山石化的第一套装置是常减压装置，但是采用的是颇为简陋的工具——扒杆吊装的。扒杆这种工具虽然简陋，但是可以用于整体吊装，其于九十年代初逐渐退出了历史舞台，燕山石化于19xx年开始用上了汽车吊，这在当时是亚洲最大的，而现在燕化已经有了1200多吨的汽车吊。
在火炬篇中，我了解到在石化企业中，火炬的作用是十分重要的，它可以处理废气，防止污染和爆炸危险。火炬火焰一般在二、三十米，最高的可达七、八十米，在燕化的不断发展过程中，其火炬数量曾由3只增加到8支，但随着人们环保意识的逐步提高以及经济意识的增强，人们意识到火炬不仅燃烧了财富还带来了污染，于是燕化开始对火炬进行了改造，逐渐的开始熄灭火炬，并且将火炬气替代了一部分燃料，从而变废为宝。在燃料结构篇中，我了解到在燕山石化锅炉的燃料逐渐改为了使用水煤浆而不再使用重油。在化工结构篇中，我了解到燕山石化的主要产品有：炼油产品（京标Ⅳ汽油、柴油、3号喷气燃料、液化石油气、石蜡、硫磺、润滑油基础油、甲苯等）、合成树脂（低密度聚乙烯、高密度聚乙烯、聚苯乙烯、聚乙烯等）、合成橡胶（丁基橡胶、SBS、顺丁橡胶等）、有机化工产品（苯酚、丙酮、乙二醇、间苯二甲酸（PIA）等）。在科技实力篇中，我了解到38年以来，燕山石化有368项成果通过了省部级以上的鉴定，共有264件国内专利、5项国外专利，实现了58%的工业化率。在成品油结构篇中，我了解到辛烷值是汽油的主要技术指标之一。为达到环保要求，燕山石化通过技术改造使其生产的汽油达到了欧Ⅲ标准。燕山石化目前还可以生产90#、93#无铅汽油，0#、-10#、-20#柴油以及航空煤油等。目前，燕山石化是长城润滑油的主要供应商之一。
从中国化工集团的资料片中，我了解到中国化工集团成立于20xx年5月9日，定位于“老化工 新材料”，采用的是“油头化尾”的工艺路线，旗下有8家专业公司，分别是：国蓝星（集团）股份有限公司、中国昊华化工（集团）总公司、中国化工橡胶总公司、中国化工装备总公司、中国化工农化总公司、中国化工油气开发中心、中国化工财务有限公司和中国化工信息中心。中化集团有6大业务板块：化工新材料及特种化学品（有机硅、有机氟、聚氨酯系列、工程塑料系列、环氧树脂、蛋氨酸、特种纤维等）、石油加工及炼化产品（乙烯、丙烯、醋酸、丙烯酸及酯、甲醇、苯酚丙酮、双酚A、苯酐、甲乙酮、壬基酚等）、氯碱化工（PVC合成树脂、烧碱、纯碱、盐酸等）、农用化学品（化肥、农药等）、橡胶加工及化工机械（全钢子午胎、半钢子午胎、斜交轮胎、胶带、胶管、乳胶制品、炭黑、离子膜电解槽、干燥设备、电化学防腐蚀设备、橡塑机械等）、科技开发。
中化集团有12家炼油厂，年原油加工能力为2000万吨。目前，中化集团拥有8家专业公司，下属118家生产经营企业和25家科研设计院所，多项业务和技术在中国乃至世界处于领先地位。拥有12家A股上市公司，4家海外企业（其中被收购的海外公司有：法国安迪苏(Adisseo)公司，澳大利亚凯诺斯（Qenos）公司）。
老师给我们作了一场关于石化工业的现状及发展趋势的讲座。
在讲座中，我了解到，石化工业包括石油炼制和石油化学工业，它是以石油、天然气为原料
生产油品和石化产品的能源和原材料产业，是关系到国家经济命脉和安全的支柱产业，担负着为社会提供燃动能源和大量基础原材料的重任。石化设备包括专用设备和通用设备，是石化生产的必要条件。在未来的十五年，我国石化工业有如下特点：
（1）加快结构调整，提高产品质量，降低生产成本，全面提高竞争力
（2）生产规模进一步扩大，实现产业有效发展
（3）生产工艺技术更新速度加快，现代高新技术将获得广泛应用
（4）装置单线产能进一步大型化
（5）生产过程实现智能化，清洁化，资源能源利用效率将进一步提高
（6）生产运行周期进一步延长。我国石化工业将围绕大型、高效、低能耗并具有环保功能
的石化装备进行开发，加快技术更新步伐。
与此同时，世界石化技术发展将有如下趋势：
（1）清洁燃料生产技术、原油深度加工技术和油化结合技术。
（2）石化工艺技术不断进步，石化产品向多样化、高性能化、高附加值方向发展。
（3）石化生产过程加速向清洁化方向发展。
（4）替代能源和替代石化原料的技术研发方兴未艾。
（5）大力应用信息技术，促进了生产效率的提高及成本的降低。
（6）高新技术的应用。
（7）石化工程技术进步，推动石化装置向大型化方向发展。
石化装备的发展具有如下趋势：
（1）石化装备大型化。
（2）石化装置研制与工艺技术的研发、设计紧密结合。
（3）石化装备趋于机电一体化。
（4）发展节能、环保型石化装备。
（5）新材料、新设计和新的制造技术不断得到应用。
目前，我国石化工业的发展存在如下问题：
（1）我国石化装备技术研发与工艺技术研发脱节。
（2）石化装备只在也自主创新能力不强，制约了自身的发展。
（3）石化装备集成能力差，产品的专业化、标准化、系列化程度低。
（4）一般石化装备制造能力过剩，而重大石化装备制造能不足，部分关键石化设备仍需进
口。
（5）技术引进与消化吸收脱节。
（6）石化装备制造业自主创新的政策环境有待改善。
（7）国外专利和企业并购，阻碍了我国石化装备制造业自主创新能力的提高。
仿真实习
10月16日至17日，我们在老师的指导下，在机房进行了仿真实习，这次仿真实习，我们主要是通过相关仿真软件对于65吨/小时锅炉系统和精馏系统的开车过车进行了模拟操作。65吨/小时锅炉系统在我国大型石油化工企业中应用广泛，精馏操作在化工生产中也属于常见过程，因此这两个操作极其具有代表性，值得我们进行学习。
我们在机房里通过观看吴重光老师一边讲解一边操作的录像片，来进行仿真的学习，为了提高仿真训练的效率，仿真软件的时间常数设计得比真实系统小，故运行节奏比真实系统快得多。但是即便如此，我们在边看录像边模仿的过程中完成整个开车过程还是耗费了大量时间，由此我们知道了化工生产中的的开车耗时之长、成功之不易。
通过仿真实习，使我们有了锻炼自己分析并排除在操作过程中机械可能出现的各种故障的机会，而这种机会在工厂的实地实习中几乎是不可能有的。仿真实习还让我们感受到了在化工厂工作的气氛，紧张而严谨，以及在成功完成一个化工机械开车后的喜悦和成就感。
生产实习总结
这次生产实习对我们大四的学生非常必要，它不仅是一次理论与实践相结合的机会，也让我们对于专业、对于自己将来的发展方向有了更清醒的认识。相信经过这次生产实习，我们每个人无论是准备考研还是找工作，都有了一个更加明确的目标。
本次实习虽然辛苦，但是我的收获却很大。这次实习让我们懂得实践出真知，再多的理论知识只有到了实践当中才有应用的价值，才能够得到完善。我们要不怕吃苦，多去工厂、车间参观学习，我们在参观的过程中往往能够找到理论知识在实际中的应用，从而通过点滴的积累来不断充实自己的知识储备与实践能力。
第二篇：燕山石化炼油二厂实习报告
北京化工大学
能源化工专业
生产实习报告
实习时间：20××.09.22-20××.09.26
实习地点：燕山石化炼油二厂
目录
第一章120万吨/年汽柴油加氢精制装置
1. 车间概况
1.1 车间概况
1.2 原料与能耗
1.3 产品
1.4 安全与环保
2. 生产工艺、运行与维护
2.1 工艺流程说明
2.2 主要工艺指标与技术先进性
2.3 运行与控制
2.4 维护与检修
3. 主要原理与设备参数
3.1 主要化学反应原理
3.2 设备参数
第二章 硫磺回收装置
1. 车间概况
1.1 车间概况
1.2 原料及其性质
1.3 产品
1.4 安全与环保
2. 生产工艺、运行与维护
2.1 工艺流程说明
2.2 主要工艺指标与技术先进性
2.3 运行与控制
2.4 维护与检修
3. 主要原理与设备参数
3.1 主要化学反应原理
3.2 设备参数
第三章 汽油加氢脱硫装置
1. 车间概况
1.1 车间概况
1.2 原料与能耗
1.3 产品
1.4 安全与环保
2. 生产工艺与运行
2.1 工艺流程说明
2.2 主要工艺指标与技术先进性
2.3 运行与控制
3. 主要化学反应原理
第四章 干气提浓装置
1. 车间概况
1.1 车间概况
1.2 原料
1.3 产品
2. 生产工艺流程说明
3. 主要反应及原理
第五章 二催化装置
1. 车间概况
1.1 车间概况
1.2 原料
1.3 产品
2. 生产工艺、运行与维护
2.1 工艺流程说明
2.2 主要工艺指标
3. 主要原理与设备参数
3.1 主要原理
3.2 设备参数
第六章 航煤装置
第七章 问题调研
第八章 感想
第一章120万吨/年汽柴油加氢精制装置
1. 车间概况
1.1 车间概况
装置始建于2001年，由中国石化工程建设公司（SEI）设计。采用中国石油化工集团公司是由化工科学研究院（RIPP）开发的加氢催化剂，由北京燕山石化建筑安装工程公司承担改造施工。2001年7月28日装置第一次开车成功。2004年5月装置进行了技术改造，增加了催化剂硫化、钝化装置。2007年4月装置进行了分馏系统的改造，以达到加工焦化汽柴油的目的。2008年进行扩量技术改造，改造完成后装置扩量至125万吨/年。
车间概况一览表
1.2 原料与能耗
本装置的原料是来自焦化装置的焦化汽柴油、二三催化装置柴油以及蒸馏常压二线，具体为：新区焦化装置的焦化汽油21.93万吨/年，焦化柴油34.9万吨/年，0号催化柴油32.41万吨/年，-10号催化柴油24.45万吨/年，高硫柴油3.3万吨/年。所需氢气来自两套制氢装置和化工富产氢气。加热炉所需燃料气又装置自产瓦斯提供。
1.3 产品
本装置的产品有干气、石脑油和柴油。所得的石脑油可用作车用汽油调和组分成乙烯原料，同时石脑油的芳烃含量高，可用作催化重整的原料，也可去化工厂作乙烯裂解原料。柴油馏分的16辛烷值高硫含量滴，安定性号，是清洁车用柴油的理想组分。产品的具体去向为：燃料油去燃气管网；石脑油可取联合灌区作重整料或去化工一厂作裂解料；精制柴油去柴油灌区。
1.4 安全与环保
安全方面严格遵照《车间安全规定的要求》。
正常状态下的环境保护：
a． 保持装置含硫污水密闭排放；
b． 环保设施正常运行；
c． 不得向装置边沟排放污油，保持边沟干净无污油；
d． 机泵、换热器、冷却器检修放油时，要尽可能将油品回收，不得将油品排至污水井中；
e． 认真巡检，搞好环境卫生，发现问题及时处理；
f． 加热炉运行时，不允许冒黑烟，因操作波动冒黑烟，应及时调整。
开工时环境保护：
a． 装置开工进料前，提前将环保设施中的设备安装就位，达到运行条件；
b． 各低点排空、放空要全部关死，物料进装置期间，要加强检查，以防污物外漏；
c． 控制好个容器的界位、液位，严禁冒灌；
d． 整个开工过程中，加强跑冒滴漏检查，不应跑油，发现泄漏及时联系保运人员处理；
e． 做好开工期间的密闭排液，严禁乱排乱放。各容器切水时，禁止跑油。
装置停工过程环保管理：
a． 停工前要做好排污计划，并上报环保部；
b． 装置停工过程应将油退净，，防止扫线过程中出现跑油，如发生跑油应做好回收工作；
c． 排污工作应按排污计划进行，减轻下游的压力；
d． 加强环保设施的维护及检查，保护环保设施在停工期间正常好用；
e． 大修中要做到文明施工，不乱打乱敲，不发出高分贝噪音影响施工现场。
2. 生产工艺、运行与维护
2.1 工艺流程说明
由系统原料罐区或由焦化装置来的焦化汽柴油依次经过过滤器、原料油脱水罐滤去固体杂质和脱除微量水分进入缓冲罐，再用原料油泵抽出加压，通过加氢进料控制阀经过换热器与柴油产品换热后，与新鲜的氢气和循环氢混合，经换热器与反应产物换热，进入反应进料加热炉加热到290-330℃，进入加氢反应器，在反应器中，原料油在催化剂的作用下，进行加氢脱硫、脱氮、脱氧、烯烃饱和及芳烃饱和等反应。反应物从反应器底部流出，分别一次经过混氢原料油以及分馏塔进料换热器，再经过空冷器、水冷器冷却至不大于50℃，进入高压分离器。
在高压分离器中经过三相分离后，顶部出来的循环氢经过循环氢压缩机升压后与新鲜的氢气混合，返回反应系统；含硫污水由底部经减压后送至装置外污水汽提装置处理；生成油减压后进入低压分离器，分离出在油中溶解的富气和微量水，所分出富气与高压分离器顶压力控制阀所排放的少量废氢和稳定塔塔顶回流罐排放的不凝气混合后，送到装置外气体脱硫装置处理，分出的微量水与分出的水送至装置外污水汽提处理。
低压分离器底部分出的生成油经换热器与反应产物换热，进入产品分馏塔，塔底油经过循环泵抽出送至重沸炉加热，向塔底提供能量，是温度保持在300℃左右。塔底柴油产品由产品泵抽出，依次经过稳定塔底重沸器、原料油换热器换热，在进入空冷器冷却到60℃一下后，送到装置外成品油灌区。从塔顶出来的油气经过空冷器、水冷器冷却，进入分馏塔顶分液罐，分离出来的低压不凝气，送到装置外低压瓦斯管网；粗石脑油经泵抽出，一部分回流，另一部分与石脑油产品换热后进入稳定塔，塔底重沸器以300℃的柴油产品作为热源。塔顶出来的液态烃经水冷器冷却后进入稳定塔顶回流罐，罐顶不凝气与废氢气、低分气混合送到装置外脱硫系统处理，液态烃经泵抽出，一部分回流，一部分出装置。稳定塔底石脑油与稳定塔进料换热后，进入水冷器冷却到40℃，送出装置进石脑油产品灌。
2.2 主要工艺指标与技术先进性
2.2.1 工艺指标
a．反应压力
常常是通过氢分压来体现的，系统中的氢分压决定于操作压力、循环氢纯度以及原料的气化率。选择适宜的加氢精制压力时，主要考虑催化剂寿命及产品质量。由于加氢反应是体积缩小的反应，提高压力反应平衡向着产物方向移动，使加氢精制深度增加。尤其是脱氮作用能显著提高，也对减少催化剂积碳、保持催化剂活性，提高催化剂稳定有积极作用。但同时也增加了设备的投资，因此选择加氢精制压力要综合考虑。
b．反应温度
加氢精制是放热反应，提高温度不利于平衡右移，但是可提高反应速率，因此，升温促进加氢反应，提高加氢深度，但受热力学平衡条件的限制，过高会使加氢裂化反应加剧，放出更多热量，导致催化剂床层超温，表面积碳速度加快，原料部分裂解，收率下降。
c．空速
降低空速意味着增加原料油同催化剂的接触时间增加了加氢深度，有利于脱除杂质，提高产品质量，但是空速过低不仅降低了装置的处理量，而且还会增加裂化反应，从而降低液收，使催化剂表面积炭量相应增加。
d．氢油比
提高氢油比也就是提高氢分压，有利于加氢反应、抑制催化剂上积炭形成和反应热的导出，但氢油比过大要引起原料油气相分压降低，缩短反应时间，同时增大动力消耗，使操作费用增大。
e．原料油性质
原料油的组成决定加氢反应的方向和放出热量的大小，也是确定氢油比和反应温度的主要依据。
2.2.2 技术先进性
a．选用石油化工科学研究院开发的加氢催化剂，有工业应用经验，技术可靠；
b．反应部分采用成熟的炉前灌氢流程，操作方便，流程简化，传热效率高；
c．对催化剂预硫化采用干法硫化流程，硫化剂活性高，预硫化期间加热炉负荷小，预硫化时间短；
d．催化剂钝化选用低氮油再生采用加氢钝化方案。
2.3 运行与控制
一．硫化开工程序
开工前准备安全卫生条件→检修动改项目已完成，无遗漏问题，脚手架已拆除，施工工具已撤离现场→仪表检验完毕、灵活好用→所有电机绝缘检查合格→临时盲板拆除→水、电、汽、风、燃料气、氮气供应正常→各类化学试剂已备足→公用工程等准备就绪→气密试验→催化剂的装填→催化剂的干燥→催化剂预硫化→催化剂的初活稳定及切换原料油
二．非硫化开工程序
准备工作→气密试验→开工进油
2.4 维护与检修
由于焦化汽柴油、重油催化柴油中双烯烃、胶质、硫、氮等杂质含量较高，安定性较差，必须经加氢精制改善质量。为减缓原料油在换热器、加热炉管及反应器中结焦、延长开工周期、提高加氢效率，设计中可以采用以下技术措施。
a． 原料油采用自动反冲洗过滤处理除去上游装置带来的悬浮在原料油中的焦粉、铁锈等颗粒状的机械杂质，防止这些物质沉积在催化剂表面，增加催化剂与油的接触率，减缓反应器压降的增加，有利于延长装置开工周期
b． 原料油脱水：为脱除上游装置带来的游离水，使原料油含水小于200mg/kg，以保护催化剂，设置了原料油脱水罐。
c． 直接进料及惰性气保护：为了保护催化剂的寿命及活性，对原料采取保护措施是非常必要的，因为原料中溶解的游离氧，在较低温度（150~250℃）下，极易与二烯烃反应生成胶质，增加反应器压降。严重时会损坏设备、以致停工。为保护装置长周期安全运转，在中间原料油罐及装置内原料缓冲罐顶部设置了氮气保护措施，使原料不与空气接触，实践证明，此项保护措施十分有效。连续运转几年来，催化剂床层压力降变化不大，直到2003年催化剂床层压降才迅速增加，并于2003年5月进行了催化剂第二次撇头，2001年10月的第一次撇头目的是为了检查催化剂状况，撇头中观察催化剂状况良好。
d． 炉前混氢：原料油混氢后，采用一路与高温反应产物换热进加热炉的流程，方便操作，使换热器官程流速大于4m/s。换热器后的混氢原料油进入反应进料加热炉升温。炉管内流速达8~18m/s，呈环雾状态流动，由于炉管内流速快，停留时间短，有利于传热，同时也可延缓炉管内结焦。
e． 反应进料加热炉：采用单排管、双面辐射箱式炉。热强度高（40000kcal/hm2），压力降小，由于采用畜热式多火嘴燃烧器，调节炉温方便，传热均匀，炉管表面温度不易局部过热。炉管内流速高，流动状态好，传热效率（80%以上）高。
f． 换热方案：为节能，在考虑反应系统换热方案时，应用ASPEN PLUS程序作了换热方案比较，合理安排高温位、热容量大与低温位、热容量小的物流的换热顺序，合理选择冷端温度，使热量最大限度的得到应用，使总的传热过程在较高的平均传热温差下进行，温度校正系数均0.8以上。获得较高的（平均＞9000kcal/m2）换热强度。其换热量占整个热负荷的80%以上。
g． 实际生产过程中发现，分馏炉热负荷过小，而反应炉热负荷有余量，通过技术改造，调整换热流程，停用分馏炉，进一步降低了装置能耗。
3. 主要原理与设备参数
3.1 主要化学反应原理
主要的化学反应：
a．含硫类：
b．含氮类：
c．含芳烃及环状类：
3.2 设备参数
一．操作指标
二．公用工程指标
蒸汽压力，MPa，（表） ≮0.8
循环水上水压力，MPa，（表） ≮0.35
非净化风压力，MPa，（表） ≮0.5
净化风压力，MPa，（表） ≮0.5
第二章 硫磺回收装置
1. 车间概况
1.1 车间概况
燕化公司炼油厂三废处理联合装置新建1.2万吨/年硫磺回收及尾气处理单元产出合格产品硫磺晶体。此举标志燕化公司硫磺回收能力达到1.6万吨/年，完全满足了脱硫处理要求，同时使工业废气达到国家环保要求。这是燕山石化推进清洁生产，努力发展循环经济的又一做法。
燕化炼油厂三废处理联合装置为全厂含硫物料集中处理的环保装置，原有处理能力为4000吨／年。近年来，由于原油品种发生变化后原油中硫化氢含量加大，同时随着加工深度增加和产品质量要求的提高，三废处理联合装置介质中酸性气体量也大大增加，原有硫磺回收及尾气处理能力已不适应炼厂生产和环保需要，于是新建一套1.2万吨／年硫磺回收及尾气处理装置。
1.2 原料及其性质
a．混合酸性水：H2S含量15000ppm；
NH3含量4500ppm；
CO2含量400ppm。
b．混合富液：H2S含量1.76%（wt）；
CO2含量0.58%（wt）；
MDEA浓度25%-35%（wt）。
c．酸性气的组成：
1.3 产品
a．净化水：H2S≤20mg/l，NH3≤60mg/l；
b．贫液：H2S≤0.08%(wt)，MDEA浓度25-35%；
c．硫磺质量符合GB2449-92标准：
1.4 安全与环保
a．日常生产安全规定：确保在岗位操作人员的数量，没经过三级教育和技术培训的人员不准上岗操作；当班人员坚守岗位，认真执行纪律和规定。
b．开工安全规定：全体职工对新安装或检修后的装置认真检查，认真学习开工方案，认真核对验收项目。
c．装置检修安全规定：做好检修前的准备工作，检修前组织检修指挥部，车间成立领导小组，凡是进入检修现场人员劳动护具必须佩戴整齐，带好安全帽，不穿凉鞋，高空作业应系好安全带。
d．防火防爆安全规定：生产装置严禁堆放易燃、易爆物，加热器周围无易燃物，气体管线要阻火器，管线要严密，瓦斯管线要经常放水脱油，灭火蒸汽线要保持畅通等。
e．防止硫化氢中毒规定：进厂的人员必须经过安全教育，合格后才允许进入现场。
2. 生产工艺、运行与维护
2.1 工艺流程说明
一．污水汽提装置工艺流程
只装置外来的混合酸性水，经加入破乳剂后进入原料水脱气罐脱出的轻油气送至低压瓦斯管网。脱气后的酸性水先进入原料水罐沉降除油，脱出的轻污油进入污油罐，送至二部罐区，除油后的酸性水进入原料水缓冲罐。经原料水进料泵加压，再经原料水、净化水换热器换热至110℃，进入主汽提塔。塔底用汽提塔重沸器间接加热汽提以保证塔底温度120℃，汽提塔净化水与原料水换热后，再经过净化水加压泵一部分送至装置外回用。一部分经过净化水冷却器冷却至40℃，排至含油污水管网。汽提塔顶酸性气被冷凝冷却至85℃后回流入塔顶回流罐，分出的酸性气送至硫磺回收酸性气燃烧炉，分凝液经过塔顶回流泵返回塔作回流。
二．溶剂再生装置工艺流程
回收来的富液，合流后经富液过滤器进入闪蒸前贫富液换热器与来的贫液换热至65℃，然后进入闪蒸罐，闪蒸气去火炬防空系统，闪蒸后的富液经撇油后抽出，送入闪蒸后贫富液换热器与塔顶流出的贫液换热升温至98℃后进入再生塔再生塔底120℃的热贫液，进入闪蒸后贫富液换热器壳程换热，再经贫液冷却器冷却到40℃后，进入溶剂储罐。罐内贫液通过贫液泵抽出，一路溶剂返回泵入口线进行循环过滤，一路送至各脱硫装置循环使用。
再生塔顶出来的酸性气经再生塔顶冷凝器冷却至40℃后，进入再生塔回流罐，分离冷凝的酸性水作为塔顶回流，酸性气送至硫磺回收酸性气燃烧炉。
三．硫磺回收装置工艺流程
来自污水汽提装置的富氨酸性气与来自溶剂再生的富H2S酸性气分别分水缓冲后混合，进入酸性气燃烧炉前部，使得温度在1250-1400℃的情况下进行克劳斯反应，并使其中的氨气得到完全燃烧分解。另外有小部分的富H2S酸性气从炉膛中部进入进行反应。在路内约65%H2S反应转化为硫，余下的H2S中有1/3转化SO2,燃烧所需要的空气由鼓风机经空气预热器用蒸汽预热至160℃供给。燃烧后的过程气一小部分通过两个高温掺合阀分别调节两极转化器的温度，其余大部分进入制硫余热锅炉冷却至350℃，再进入一级冷凝冷却器冷却至170℃并经除雾后，液硫从一级冷凝冷却器底部经硫封罐进入硫池，过程气经一级高温掺合阀用炉内高温气流掺合至240℃，进入一级转化器，在克劳斯催化剂作用下，H2S与SO2发生反应，生成硫磺，温度为280℃反应过程气经二级冷凝冷却器冷却至160℃并经除雾后，液硫从二级冷凝冷却器底部经硫封罐进入硫池。过程气经二级掺合阀，用炉内高温气流掺合至220℃，进入二级转化器，在克劳斯催化剂作用下，H2S与SO2继续发生反应生成硫磺，温度为232℃反应过程气经三级冷凝冷却器冷却至158℃并经除雾后，液硫从三级冷凝冷却器底部经硫封罐进入硫池，尾气再经捕集器进一步捕集硫雾后，过入尾气处理系统。
在富H2S酸性气进入酸性气燃烧炉的管线上设置有酸性气在线分析仪，保证过程中H2S/SO2为2:1，使得克劳斯反应转化率达到最高，减少硫损失。
产生的液硫全部汇集进入硫池，硫池中的液硫通过液硫脱气泵循环脱气，为了提高脱气效果，向硫池中注入少量的氨，液硫脱出的少量H2S用蒸汽喷射器抽送到尾气焚烧炉。脱气后的液硫经由液硫泵送出装置。
经捕集硫雾后的硫磺尾气在尾气加热器中用尾气焚烧炉的高温烟气进行加热升温，硫磺气被加热至280℃左右，与外补氢气混合进入加氢反应器。在加氢催化剂的作用下SO2、COS、CS2及液硫，气态硫等均被转化为H2S。加氢反应为放热反应，离开反应器的温度为360℃的过程气进入急冷塔。
四．气柜压缩系统
包括瓦斯回收流程、中压瓦斯工艺流程、氮气工艺流程、凝缩油工艺流程、蒸汽工艺流程、循环水工艺流程。
五．火炬系统
包括低压瓦斯工艺流程、高压瓦斯工艺流程、酸性气工艺流程、新鲜水工艺流程、蒸汽工艺流程和含硫污水工艺流程。
液硫流程：
气相流程：
2.2 主要工艺指标与技术先进性
2.2.1 工艺指标
a．硫的温度
若是硫的温度过高，则对设备的腐蚀加重。如高温过程气管线、制硫炉和焚烧炉炉内部构件、硫冷凝器管束前段、高温掺合阀、尾气换热器管束及转化器内部构件等部位；
b．系统的压降
压降是一个非常重要的参数、制硫炉的入炉风量明显降低。炉前压力大幅升高，系统压力升高，导致酸性气及配风进炉受阻，极大地影响装置的正常运行；
c．酸性气中硫化氢含量
硫化氢含量过低会难以维持制硫炉稳定的火焰和达到有效操作的最低温度，火焰稳定性差，热反应不好，冷凝器出口气流中经常出现游离氧，会引起转化器中元素硫燕华乃至燃烧，是催化剂床层温度剧烈上升，残氧的存在还会加速催化剂的硫酸盐化，导致装置正常运转困难；
d．空速
空速是控制过程气与催化剂接触时间的重要操作参数。空速过高导致过程气在催化剂上停留时间不够，一部分物料来不及充分接触反应，从而使平衡转降低。同时空速过高，床层温升过大，反应温度高也不利于提高转化率，空速过低，设备效率降低，体积过大。
2.2.2 技术先进性
一．操作灵活方便
超优克劳斯工艺采用过量空气操作从而产生较少的SO2，因此对空气的控制要求不是很严格，不要求精确控制H2S和 SO2的苛刻比例，使操作灵活方便，工艺简单可靠、弹性范围大，操作下限可以达到15%。超优克劳斯催化剂具有良好的热稳定性、化学稳定性和机械强度，有害物质排放少，催化剂使用寿命长达8～10年，过程气中高浓度水含量不会影响H2S的转化率，装置运行平稳可靠，维修方便、非计划性停车时间低于1%
二．硫磺回收率高
由于上游克劳斯采用了 H2S过量操作，抑制了尾气中SO2含量，因此装置总硫回收率高，且运行过程连续无需周期切换，可连续操作。选择性氧化反应是一个热力学完全反应，因此可以达到很高的转化率。又由于超优克劳斯反应器使用一种特殊的选择性氧化催化剂，该催化剂对水和过量氧均不敏感，且不发生副反应。此外，在尾气不作任何处理的情况下，总硫转化率即可达到 99%或 99.5%以上水平，并达到环保排放要求，具有硫磺回收和尾气处理的双重作用。
三．装置适应性强
超优克劳斯工艺适用于酸性气浓度范围广，H2S浓度可以在23%～93%之间，既可用于新建装置，也适用于现有的克劳斯装置技术改造，还能和富氧氧化硫回收工艺结合使用。装置运行中过程气连续气相催化，中间不需要进行冷凝脱水，无“三废”处理问题。 同时催化利仅对H2S进行选择性氧化，H2、CO等其他组分均不被氧化，不会因副反应生成COS或CS2，即使在超过化学计量的氧存在下，S02生成量也非常少
四．投资和操作费用少
由于没有复杂的加氢及醇胺吸收系统， 超优克劳斯工艺投资仅相当于同规模的克劳斯+尾气处理工艺投资的70%～50%。如一个年产2万t硫回收装置，克劳斯尾气处理工艺总投资一般要8000万元人民币以上，而超优克劳斯工艺总投资仅需5000万人民币左右。此外，克劳斯尾气处理工艺需要消耗MDEA溶剂，同时溶剂需要不断再生而消耗大量蒸汽。而超优克劳斯工艺简单，仅需要少量加热蒸汽，整体装置还有富余蒸汽输出，无需外供氢气加氢，因此整体能耗不到克劳斯尾气处理工艺的50%。
2.3 运行与控制
a．做好开工前的准备工作：单机试运；全面吹扫试压；耐火材料的干燥。
b．开工步骤：→污水汽提引水→建立脱硫各塔溶剂循环→配制溶剂→引入蒸汽建立硫封→改进汽提流程→各塔建立溶剂循环→系统升温→建立急冷水与胺液循环→向汽提塔进料→开再生塔→引料开工→排酸性气→引入酸性气→加氢催化剂预硫化→根据处理量大小污水汽提调整蒸汽用量、回流量、酸性气外排量→经化验分析合格后污水汽提酸性气改至硫磺，启动P3404联系生产单位回用净化水→SCOT部分开工→整套装置转入正常生产→火炬点火→气柜收气→启动压缩机
2.4 维护与检修
装置检修的特点是：时间紧、任务重、场地小、人员多、交叉作业，用火极广，易发生各种事故。为做好检修中的安全工作，防止人身、火灾、爆炸等事故的发生，特制定本规定。
做好装置检修前的准备工作，检修中的遵循规定：
a．以严格科学态度,坚持文明检修,当检修与安全发生矛盾时,应服从安全,克服麻痹思想,反对马虎,凑合,不在乎作风
b．参加检修人员坚持每天进行班前会安全讲话,班后安全总结
c．凡进入检修现场人员劳动护具实线佩戴整齐,带好安全帽,不住穿凉鞋,高空作业应系好安全带
d．做好防火工作,现场应配备一定数量的消防器材。
e．新工人（包括实习、培训人员）及来检修线场参加劳动的人员应在技术熟练的工人带领下工作并交代安全事项，防止因为无经验而发生问题。
f．严格检修线场劳动纪律，不准打闹，不准乱串，工作时集中思想，遵守交通安全，不爬车，不强行上车。
g．尽量避免上下交叉作业，在进行交叉作业的同时，层与层之间应有绳网隔离措施。
h．起重吊车和机具必须专人统一指挥和操作，非专职人员不准动用，重物起吊区域要用绳网拦好，应挂有禁止通行的标志，对安全工作应有周密的安排。
i．高空作业人员应有工具袋，工具袋应挂在牢固地点，严防工具坠落伤人。
j．在高空作业，安装和拆卸的物件，炉、塔、容器及冷换设备下禁止站人，谨防物体坠落伤人等规定。
3. 主要原理与设备参数
3.1 主要化学反应原理
一．污水汽提装置工艺原理
在含硫污水中存在如下化学平衡、相平衡：NH＋ 4HS
(NH3+H2S) 液
（NH3-H2S）气，当温度升高时平衡向右移动，即温度升高有利于氨、硫化氢脱出，而H2S比NH3饱和蒸汽压力高，在同一压力下，H2S较易脱出，要达到脱除污水H2S、NH3必须控制能够使氨脱出的温度、压力。
含硫污水经与塔底净化水换热达到进塔温度在110℃以上（NH4HS水解反应温度）使硫化氢、氨主要以游离态存在，自汽提塔上部进入，汽提塔内操作压力控制在0.2MPa左右，H2S、NH3由液相转入气相向塔顶移动。大部分H2S、NH3进入气相上升至塔顶，液相向塔下部移动与塔底上行汽提蒸汽接触，氨、硫化氢被继续汽提至塔顶，自塔顶打入85℃左右回流液，控制塔顶温度在113℃左右，减少塔顶酸性气带水量，提高塔顶酸性气浓度。
在塔底由于汽蒸汽的作用，温度控制在125℃以上，NH3、H2S被汽提上行，塔底得到含氨、硫化氢较低的净化水。
二．溶剂再生装置工艺原理
干气、液化气、焦化富气及加氢精制来的低压含硫瓦斯，硫磺回收装置的尾气，其脱硫的工艺原理是相同的。首先其中H2S和CO2在低温下与溶剂进行化学反应，生成一种不稳定的络和物进入溶液中，使干气、液化气、富气、瓦斯得以净化。而这种络合物又在高温下分解脱出H2S、CO2使溶剂得以再生，循环使用，其化学方程式为：
上述反应是可逆反应，低温（＜45℃时向右进行，高温＞105℃）时向左进行。
三．硫磺回收装置工艺原理
a．硫磺回收部分
本装置采用Claus部分燃烧法，同时在制硫燃烧炉内AECOMETRIC公司生产的强力烧氨火嘴，在1250℃以上将酸性气中的氨全部转化为N2和水。
在燃烧炉内的反应
H2S+1.5O2→SO2+H2O+Q
H2S+O2→S2+2H2O+Q
2NH3+1.5O2→N2+3H2O
2NH3→3H2+N2
在转化器内的反应：
催化剂
2H2S+SO2→3/XSX+2H2O+Q
b．尾气处理部分
尾气处理部分采用SCOT法，硫磺尾气与富氢气混合经加氢反应器，在钴\钼加氢催化剂的作用下，尾气中的单质硫、二氧化硫被加氢还原成为H2S，COS，CS2被水解转化成H2S。
反应如下：
SO2+3H2→H2S+2H2O+Q
S+H2→H2S+Q
COS+H2O→H2S+CO2+Q
CS2+2H2O→2H2S+CO2+Q
尾气中H2S和CO2被MDEA溶液吸收后送到溶剂再生装置，在再生塔内被加热汽提再生，再生后贫液返回尾气吸收塔循环使用脱出H2S和CO2，从再生塔返回到Claus系统。经吸收净化后的尾气采用热燃烧，将剩余的微量硫化物转化SO2，由烟囱排放至大气。
3.2 设备参数
一．克劳斯工段
a.脱硫酸性气入装置压力：30～50KPa，酸性气脱液罐液位30-80%，空气/脱硫 酸性气重量比例：1.45-1.85，空气/污水酸性气重量比例：1.85～2.05；
b.反映炉前空气压力:不大于0.035MPa，反应炉燃料气压力：0.27～0.33MPa， 空气/燃料气重量配比：12.0～14.0，燃料气脱液罐液位30～80%，反应炉炉膛 温度：1100～1250℃，反应炉废热锅炉液位：40～70%；
c.第一级克劳斯反应器入口温度：225～250℃，床层温度：不大于350℃；
d.硫磺冷凝器液位：40～70%；
e.第二级克劳斯反应器入口温度205～220℃，床层温度：不大于350℃；
f.克劳斯尾气浓度：H2S-2S02：-1～1%（V）；
g.液硫温度130～155℃，气相温度：不大于170℃；
h.低压蒸汽压力：0.33～0.42MPa，低压蒸汽温度：152-165℃；
i.瓦斯压力：0.25～0.33MPa,空气/瓦斯重量比例15～25，炉膛温度675～ 725℃，烟道气氧含量：1%～5%（v）；
二、公用工程
a.脱氧水：温度不大于35℃，压力1.6～2.0MPa。
b.环冷水：温度不大于32℃，压力0.35～0.45MPa。
c.新鲜水：温度20℃，压力0.40MPa。
d.中压蒸汽：压力1.0MPa，温度250℃。
e.仪表空气：温度常温，压力0.45MPa。
f.氮气：温度常温，压力入装置0.4MPa。
第三章 汽油加氢脱硫装置
1. 车间概况
1.1 车间概况
为满足首都汽油标准升级要求，同时面对燕山石化加工进口高含硫原油增加的实际情况，中国石化决定投资建设该装置。这套装置于2005年8月开工，2007年5月1日投料试车，2007年6月6日产出合格产品。目前装置开工率100%，产品合格率100%，现生产负荷在设计能力的80％以上。12月9日，国内首套采用美国公司催化汽油吸附脱硫（S-Zorb）专利技术，生产硫含量低于10ppm的低硫清洁汽油生产装置——燕山石化120万吨/年催化汽油吸附脱硫装置通过中国石化股份公司组织的竣工验收。据悉，该项目还分别于2007年4月27日通过北京市公安局消防局的消防验收；2008年10月8日通过北京市环境保护局的环境保护验收；2008年12月25日通过北京市安全生产监督管理局的危险化学品建设项目验收；2008年9月27日通过北京市卫生局职业卫生验收；2008年11月22日通过总部的档案专业验收。
1.2 原料与能耗
原料为炼油厂三催化、二催化装置生产的催化裂化汽油，在界区外合并后直接输送至汽油吸附脱硫装置原料缓冲罐。
补充氢气直接由系统管网接入装置。
装置加热炉所需燃料气由厂内燃料气管网提供，主要由催化干气吸附废气和天然气组成。
蒸汽由厂内蒸汽管网提供，电源从现航煤加氢装置配电间引出，从东风变电所引电缆到航煤加氢装置配电间，净化风、非净化风由三空压站供应。
1.3 产品
a.再生部分产生的烟气压控送到硫磺回收装置处理，氧含量不合格时经硫磺回收装置烟囱排出，装置内不做处理。
b.稳定塔底生产的精制汽油换热冷却后，压送出装置去汽油罐区。
c.正常操作时装置不产液化气，当原料中轻组分多时，稳定塔顶将有少量的轻汽油组分与催化LPG管道合并；稳定塔顶的燃料气部分用于原料缓冲罐气封，其余送到系统燃料气管网中。
d.装置内低点排凝污油去污油设泵送出装置，开停工中的不合格退油亦可
通过原料泵直接先送出装置外。
1.4 安全与环保
一．安全问题
装置主要危险点：
主要危险物质性质：
由于装置的物料均能对人体构成伤害，所以设备采用密闭连续生产。生产区内按要求设置防腐蚀、防毒劳保用品，包括H2S、有机物滤毒罐。职工应了解有毒物质的性质及防护用品的使用。在容易发生H2S泄漏的部位设置了监测探头，并在操作室DCS上有报警显示。在距离设备表面1米处测得的最大声压水平应不超过82分贝，符合GB10069 中的噪声规定。在噪声大的岗位职工应配备防噪声耳塞。控制室工作台照明不小于300 LUX，平台、泵房、梯子等处不小于50 LUX
二．环保问题
废水来源及处理：
废气的排放及处理：
废渣的排放及处理：
2. 生产工艺与运行
2.1 工艺流程说明
汽油吸附脱硫装置工艺流程见下图。
汽油原料经换热器气化、加热炉升温至410℃与循环氢混合后，从反应器底部经气体分布器进入反应器床层，在使吸附剂硫化的同时，进行脱硫反应。脱硫后的油气经过过滤器进行气固分离后至稳定系统。再生吸附剂通过反应器横管溢流至反应器接收器，氢气汽提之后进入闭锁料斗泄压至高于再生器压力并置换为氮气环境，然后依次进入再生器接收器和再生器进行吸附剂再生。再生后的吸附剂自再生器底部以氮气提升至再生器接收器后进入闭锁料斗进行氢气置换并升压至高于还原器压力，然后进入还原器进行再生剂的还原反应，最后返回反应器底部循环利用。吸附剂的循环过程由设定的程序自动控制，连续操作。
2.2 主要工艺指标与技术先进性
2.2.1 工艺指标
a．反应温度
脱硫率随着反应温度的升高而增加，但当温度达到430℃时，脱硫率达到最高值，如果温度超过430℃后，温度升高脱硫率反而下降。烯烃加氢是强放热反应，反应器内温度升高会抑制烯烃加氢反应的继续进行，知识辛烷值损失随着反应温度的升高逐渐趋于稳定。
b．氢油比
脱硫率随着氢油比的增加而迅速增加，当氢油比大于0.33时趋于平缓，脱硫率趋于稳定。氢油比的增加，汽油的辛烷值损失也不断增加。
c．质量空速
空速的增加意味着进入反应器的油气量加大，则平均到单位体积吸附剂上的含硫烃分子数量增多，需要脱除的硫原子数量相应增加，使得脱硫效率降低；另外，油气量的增加导致油气在反应器内停留之间变短，脱硫效果也会降低。使得烯烃加氢反应减少，辛烷值损失相应减少。
d．吸附剂硫含量
吸附剂含硫低时，其反应活性高，烯烃加氢饱和作用强，辛烷值损失较大；随着待生剂载硫量的增加，吸附剂的活性不断降低，烯烃加氢反应减少，辛烷值损失相应减少。
2.2.2 技术先进性
a．抗爆指数损失小。由于S-Zorb技术反应条件相对缓和，能有效控制烯烃的加氢反应，在产品中硫质量分数小于10μg／g时，RON损失一般小于1，MON基本没损失。
b．氢气消耗低、对原料氢气纯度要求不高。S-Zorb技术氢耗通常为进料的0．1％～0．15％，并不要求很高的氢气纯度，70％的氢气纯度就可满足要求，一般的重整氢符合要求。
c．能耗低。该技术不需要对汽油馏分进行切割，装置平均能耗在11 kg／t左右(北京燕山分公司S-Zorb装置目前实际为9．56 kg／t)；另外，可直接以FCC装置的稳定汽油做进料，可省去FCC汽油碱冼步骤和废碱处理，简化了流程，也降低了操作费用。
2.3 运行与控制
工程中交，管线的吹扫、试压、单机试车→反应系统的空气置换→稳定系统的蒸汽吹扫和置换、燃料气加压以及开工油循环→反应器的加热、干燥、热压测试以及氢气循环的建立→准备使用闭锁料斗→再生系统的冷压测试和建立空气环境→闪蒸罐的空气置换并进行水循环→再生系统加热升温→吸附剂的装填及循环→反应器进油，吸附剂开始再生，宣布装置进入生产阶段。
3. 主要化学反应原理
过程中有六种主要的化学反应：
a． 硫的吸附
b． 烯烃加氢
c． 烯烃加氢异构化
d． 吸附剂氧化
e． 吸附剂还原
f． 尾气中和
前三个反应在反应器中进行，第四个反应在再生器内进行，第五个反应在还原器内进行。
a．硫的吸附
吸附剂有镍及氧化锌两种成分在脱硫过程中先后发挥作用，氧化锌与硫原子的结合能力大于镍。因此，镍将汽油中的硫原子“拽”出来后，硫原子即与氧化锌发生反应，生成硫化锌。自由的镍原子再从汽油中吸附出其它硫原子
反应器内发生的脱硫反应主要机理如下：
R-S + Ni + H 2 R-2H+ NiS + H2O
NiS + ZnO + H 2 Ni + H2O+ZnS
该反应需在气态氢存在的条件下进行。
b．发生在再生器内的氧化反应
氧化反应可以脱除吸附剂上的硫，同时使吸附剂上的镍和锌转变成氧化物的形式。氧化反应也可以称为燃烧，这类似于FCC再生器内所发生的过程。吸附剂的氧化过程中共有以下六种反应，第一和第二种中涉及了硫和锌的氧化反应，第三、第四、第五种里涉及了碳和氢的氧化反应，第六种里涉及了镍的氧化反应。以下六种反应均为放热反应：
ZnS(s)+1.5O2 → ZnO(s)+SO2
3 ZnS(s)+5.5 O2 → ZnO(SO4)2(s)+ SO2
C+O2 → CO2
C+0.5O2 → CO
2H2+0.5 O2 → H2O
Ni(s)+0.5 O2 → NiO(s)
再生烟气中主要是SO2和CO2以及少量的水蒸气，另外还有少许CO 。
c．吸附剂的还原反应
还原反应主要发生在还原反应器内，其目的是使氧化了的吸附剂回到还原状态以保持其活性，所谓“还原”就是使金属化合物中的金属回到单质状态，镍的还原反应如下：
NiO(s)+H2 →Ni(s)+ H2O
除了镍的还原反应外，还有锌的硫氧化物(再生器中第二步反应所产生的含锌化合物)在还原器内的转变，生成水、氧化锌和硫化锌
Zn3O(SO4)2+8H2→2ZnS(s)+ZnO(s)+8H2O
这些反应都是吸热反应，因此还原反应器内温升很小。
第四章 干气提浓装置
1. 车间概况
1.1 车间概况
燕山石化炼油厂每年可产干气12万吨，有效利用这部分干气，将会带来巨大的经济效益。 为了提高资源利用率，回收炼厂干气中的碳二以上组分，2004年6月燕山分公司建成了一套干气提浓制乙烯气装置（炼厂）和富乙烯气预分馏装置，采用中石化北京燕山分公司、中石化工程建设公司和四川天一科技股份有限公司合作开发的炼厂干气回收乙烯成套技术，处理炼厂干气30000Nm3/h，生产高附加值的乙烯、丙烯产品。
1.2 原料
炼厂干气主要来源于原油的二次加工过程，如催化裂化、延迟焦化、加氢裂化等，其中催化裂化的干气产量最大，并含有大量氢气、甲烷、乙烷、乙烯等组份，其中乙烯含量占8～18%（体积分数）。
炼厂干气中除硫、砷、氧、二氧化碳、一氧化碳等微量杂质外，还有约28％氢、约28％甲烷、约10％氮等不能转化成乙烯的组分，其中乙烯、丙烯和可裂解转化为乙烯、丙烯的C2＋组分约31％。
1.3 产品
含有70%-80%乙烯的干燥气。
2. 生产工艺流程说明
提浓乙烯气的精制包括：贫液吸收脱硫单元、脱砷精脱硫单元、脱氧单元、碱洗脱碳单元、干燥单元。
一．贫液吸收脱硫单元流程
催化干气经过变压吸附分离，得到的提浓乙烯气经过压缩机加压到3．4MPa，输送到贫液吸收塔进行贫液吸收脱硫。乙烯气自塔底进入，与顶部喷淋下来的贫液逆向接触，乙烯气中所含的H2S被贫液吸收，脱硫后的乙烯气从塔顶排除。由于贫液脱硫的反应为放热反应，乙烯气的温度由进塔前的303～313K上升到343K，经过塔顶水冷器冷却到303K后，进入气液分离器。在其中，气体中夹带的贫液被分离下来，然后进入水洗塔，用除氧水进行喷淋洗涤，进一步除去气体中夹带的贫液。水洗后的气体进入气液分离器，分离掉夹带的液体后，进入净化器，经过其内的吸附剂(主要组成为活性炭)吸收净化后，进入后续的脱砷单元。贫液再生装置送来的贫液先进入贫液罐，经过贫液泵打入贫液吸收塔顶部向下喷淋，与粗乙烯气逆向接触，吸收了H2S后变为富液，在塔底靠系统本身的压力返回贫液再生装置进行再生处理。
二．脱砷单元流程
提浓乙烯气在贫液吸收脱硫单元处理后，进入本单元，首先经过电加热器加热到353K，然后热乙烯气进入脱砷反应器，在脱砷剂的作用下脱除气体中含有的砷化物，使砷化物由800～1 300·1 04(v)降低到5·1 O-9(v)以下。脱砷后的气体再进入精脱硫器，在精脱硫剂的作用下，H2S含量降低到0．1·1 0-6(v)以下。经过脱砷和精脱硫后的气体，达到进入脱氧反应器的条件，进入下一单元进行处理。
三．脱氧单元流程
经过脱砷和精脱硫后的乙烯气，进入脱氧单元进行精制处理。乙烯气首先进入换热器，与脱氧反应器底部出来的热气换热，被加热到383K，然后进入电加热器被继续加热到413K，进入脱氧反应器。进入脱氧反应器的热气体在Pd催化剂的作用下，本身所含的少量H2与微量O2进行反应，使O2含量降低到10-6 (v)以下。脱氧后的热乙烯气从脱氧反应器底部出来后进入换热器，与未脱氧的冷乙烯气换热，将冷乙烯气加热，本身被冷却，然后再进入水冷却器冷却到常温。脱氧后的乙烯气被冷却后，经过分液罐分离掉所含的液体后，被送往碱洗脱碳单元进行处理。
四．碱洗脱碳单元流程
经过脱氧后的提浓乙烯气体，进入碱洗塔和碱洗水洗塔，与NaOH溶液逆向接触，吸收除掉C02。碱洗塔分为两段，下半段为第三段碱洗，包括18层塔板，上半段为第二段碱洗，同样是18层塔板。碱洗水洗塔的下半段为第一段碱洗， 2l层塔板，上半段是水洗段，只有3层塔板，水洗的主要作用是用除氧水喷淋除去气体中夹带的碱液。
提浓乙烯气体首先进入碱洗塔的底部，用弱碱进行三段碱洗，然后通过碱洗塔中部二段碱洗与三段碱洗之间的升气口进入二段碱洗段，用中强碱进行二段碱洗，碱洗后气体从顶部出塔。从碱洗塔排出的气体进入碱洗水洗塔底部，用强碱进行一段碱洗，然后通过碱洗段和水洗段之间的升气口进入水洗段，用除氧水洗去气体里夹带的碱液后，从碱洗水洗塔项部排出，再进入气液分离罐，分离出气体中夹带的液体。气液分离后的乙烯气再经过预净化器，用活性炭吸收过滤后，进入干燥单元。
脱C02用的新鲜NaOH碱液浓度为12％～l4％，配好后用计量泵连续补加到碱洗水洗塔的一段碱洗，补加量为200-250Kg·h-1。碱洗水洗塔底部的一段碱液(浓度约为10％)经过碱液循环泵，大部分在碱洗水洗塔内部进行循环，当新碱不断补加，碱洗水洗塔底部液位会不断上升，为了保持碱洗水洗塔液位平衡，一小部分一段碱经碱液循环泵出口被补加到二段碱洗。二段碱洗的碱液(浓度约为8％)通过二段碱液循环泵在碱洗塔上部循环，当有一段的碱液补充进来后，二段碱洗的液位也会上升，达到溢流口高度后，多余的碱液沿溢流口溢流到三段碱洗。三段碱液(浓度约为3％)通过三段碱液循环泵在碱洗塔下部循环，随着二段碱不断通过溢流口补加进来，液位不断上升，多余的三段碱通过废碱排放阀，从碱洗塔底部排往废碱系统。新鲜的除氧水从装置外送来后，连续进入碱洗水洗塔顶部的水洗段，对碱洗后的乙烯气体进行洗涤，废水在水洗段底部被排往污水系统。
五．干燥单元流程
从碱洗单元来的提浓乙烯气，首先进入干燥塔进行变温吸附干燥，干燥塔的A、B两塔一用一各，当其中一塔吸附时，另一塔解吸，然后备用，两塔交互操作，实现乙烯气的连续干燥。经过干燥后的乙烯气再进入精干燥塔进行精干燥，使乙烯气中的水含量低于l0-6(v)，最终得到符合乙烯装置需要的合格气体，送往乙烯装置作为原料使用。精干燥塔A、B两塔可以并联操作，也可以串连操作，塔内的精干燥剂为一次性使用，不可再生，当达到饱和后，换剂处理。
从精干燥塔出来气体，大部分作为产品气，送往乙烯装置。一小部分作为干燥塔再生过程的再生气，对吸附饱和的吸附剂进行再生，再生后的废气返回变压吸附产品气中进行回收利用。
3. 主要反应及原理
一．贫液脱硫原理
因质子传递，H2S与MDEA的反应几乎是受气膜控制的瞬时化学反应：
H2S+R2NCH3=R2NHCH4++HS一
二．脱砷反应机理
通常认为，烃类物流中的砷是以AsH3或低分子的烷基砷化物形式存在。当用CuO为活性组分吸收AsH3时，铜被还原成低价或金属态，砷与铜结合或游离为元素态。反应式如下：
3CuO+2 AsH3===Cu3As+As+3H20
3CuO+2 AsH3===3 Cu+2As+3H20
副反应AsH3→1.5H2+As
三．提浓乙烯气催化脱氧原理
在工业上为了脱除02得到纯净的气体，广泛采用催化脱氧的方法。Pd／Al203或Pt／A120。型脱氧催化剂由于活性好，脱氧精度很高，稳定性极强，在工业上得到广泛的应用。通常在变压吸附分离后得到的产品乙烯气中，会含有微量的H2，大约在0.5％左右，而粗乙烯气中02含量为100～200·1 0-6(v)。在脱氧反应器中，在一定温度条件下，H2和02在Pd催化剂的作用下发生反应，生成H20。相对于02而言，反应物中的H2远远过量，最终02被完全消耗掉，反应后02含量基本达到＜10-6(v)的目标。
2H2 +02= 2H20
四．碱洗脱碳的原理
碱洗法脱除C02气体是用NaOH溶液作为吸收剂，通过NaOH和C02气体发生化学反应，以达到脱除酸性气体的目的。其反应为
C02+2NaOH=Na2C03+H20
从热力学角度看，上述反应的化学平衡常数很大，倾向于完全生成产物。在平衡产物中C02的分压几乎为零，因此可使气体中的C02的含量降至l O-6(v)以下。但是，NaOH吸收剂不可再生，仅能吸收利用一次。为提高碱液的利用率，目前乙烯装置大多采用多段碱洗，使反应生成的Na2C03继续与C02反应生成NaHC03。其反应经过两个历程：
(1)当NaOH过量时，反应生成Na2C03。
C02+2NaOH=Na2C03+H20
(2)当NaOH耗尽后，Na2C03与C02继续反应，生成NaHC03。
C02+H2O+2Na2C03→2NaHC03
五．乙烯气干燥原理
变温吸附(Temperature Swing Adsorpt i Oil，简称TSA)技术利用吸附剂对吸附质的选择吸附特性和吸附能力随温度变化而呈现差异的特性，实现气体混合物的分离和吸附剂的再生。变温吸附技术是最早实现工业化的循环工艺，吸附剂在常温或低温下进行吸附，通过提高温度使被吸附物质从吸附剂上解吸，吸附剂同时再生，然后再降温到吸附温度，进入下一吸附循环。
第五章 二催化装置
1. 车间概况
1.1 车间概况
催化裂化是在量化催化剂的作用下将中只有转化成汽油、柴油及液化气等轻质产品的过程，实施有二次加工的主要工艺之一。由于催化裂化装置相对投资低、经济效益好，是我国最主要的重质油轻质化的手段，因此在炼油行业占有极其重要的地位。我国通过催化裂化工艺生产的汽油约占全国商品汽油的70%，柴油的30%，液化气占炼油厂总量的90%以上。北京燕化公司炼油事业部二催化为80万吨/年得大庆减压渣油催化裂化装置（现已多用俄罗斯、哈萨克斯坦等中东国家的进口原油为原料油）。
1.2 原料
二催化装置加工的原料主要为三蒸馏装置的热渣油和重油罐区来的冷渣油和催化原料罐区来的少量冷蜡油。
1.3 产品
二催化装置的主要产品有：催化裂化汽油、柴油和液态烃。
催化汽油气RON约91，设计产率为44.2%。可直接作为90#汽油出厂，也可与联合装置的重汽油以及MTBE等高辛烷值组分调合生产93#或97#汽油。
汽油是重要的动力能源，主要用于汽车、带活塞式发动机的飞机、快艇和小型发电机等，柴油也是二催化装置的主要产品，主要为0#柴油，产率约25%，根据油品市场对柴油的需求，也可生产-10#柴油。
柴油用途相当广泛，主要用于大马力的运输机械。
液化气也是二催化装置的重要产品，其产率约0%。它通常作为民用燃料，也可以液化气为原料，生产各种化工原料。
干气是二催化装置的副产品之一，其产率约4%。干气主要作为二催化所在厂区自用的燃料。
2. 生产工艺、运行与维护
2.1 工艺流程说明
一．反应再生部分
分别来自三套蒸馏装置和重油罐区的热渣油和冷渣油以及少量的常减压馏分油和丙烷重脱油等经管道混合后，再与来自催化原料罐区的少量冷蜡油经冷料泵加压后进入原料缓冲罐，用原料油泵抽出，分别经一个换热器与分馏塔一中回流和塔底油浆换热，温度加热至218-223℃。为抑制原料油中镍等重金属对裂化催化剂组成的污染，在进料总管上注入锑型金属钝，然后通过三组流控阀和6个原料油高效雾化喷嘴进入提升管，与从再生器来的约700℃的再生催化剂接触并瞬时汽化，裂化成轻质产品（液化气、汽油、柴油）,同时生成油浆、干气及焦炭。为获得好的产品分布，在提升管新鲜进料；喷嘴上方设置四个回炼油进料喷嘴，其上还设有2个油浆喷嘴，在提升管上部增设了注水和急冷油喷嘴（汽油和轻柴油〕。专门设计的原料注入系统保证了最大转化率,最大限度地减少焦炭的生成。原料汽化热及反应热由高温再生催化剂来提供,即沉降器集气室温度由再生滑阀开度来控制，剂油比控制在8-10。裂化油气、水蒸汽和催化剂经提升管出口设置的VQS快速分离器，使大部分催化剂与油气分离，带少量催化剂的油气封闭罩进入沉降器内四组单级旋风分离器，分离出其携带的催化剂，会同惰化剂细粒进入分馏塔底部。分离下来的催化剂通过料腿催化剂与从沉降器预汽提段下来的催化剂一起进入汽提段，经过三级汽提和八层高效汽提挡板，将其颗粒间和微孔内的油气汽提出来，沉降器催化剂进料位由待生催化剂滑阀控制。待生催化剂通过待生斜管和待生滑阀进入再生器船型分布器,先与贫氧主风逆流接触烧掉大部分氢和少量的碳,再进入再生器密相床与富氧主风接触，烧掉催化剂上的焦碳以恢复催化剂的活性，再通过再生斜管和再生滑阀进入提升管。
在再生器内安装了八组两级YDZ旋分器以回收再生烟气携带的催化剂，使其通过旋分器料腿返回密相床层。同时，为了维持两器热平衡，再生系统增设式可调外取热器,用二热力提供的除氧水吸收再生烧焦过剩热，产生4.2MPa约275℃的中压饱和蒸汽。
二．催化剂流程
新鲜或平衡催化剂通过催化剂料斗，新鲜催化剂罐和低磁催化剂罐用蒸汽抽真空，靠抽吸式将其装入罐中。然后两罐用工业风充压到，开工时平衡催化剂靠压送式加入到再生器中。日常补充新鲜催化剂采用小型加料方式。为保持适宜的催化剂活性,需将再生器中部分平衡催化剂间断地卸至废催化剂罐。为了提高催化剂的再生烧焦效果，增设了一氧化碳助燃剂加入系统，利用一氧化碳助燃剂加入到再生器中。
三．分馏部分
分馏塔内设置了32层塔盘，塔底装有8层人字挡板。来自沉降器的高温油气从分馏塔人字挡板底部进入，与入字挡板上约275℃循环油浆逆淹接触，油气自下而上被分离成气体、粗汽油、轻柴油、回炼油及油浆。换热后的油气进入联合空冷器，控制其冷后温度35 - 50℃，最后进入气液分离罐进行气液分离。分离的富气去气体压缩机，含硫污水通过界控阀送到制硫装置，粗汽油用泵加压，一部分打到分馏塔顶作冷回流，其余进入吸收塔顶作吸收剂。
顶循环回流从分馏塔第28层抽出，一路去提升管反应器作急冷油，一路经流控阀、顶回流空冷器，最后通过温控三通阀返回塔第 32层。
0#轻柴油由分馏塔第20层自流进入轻柴油汽提塔,用1MPa过热水蒸汽汽提后由泵抽出，一部分作封油，也可去提升管反应器作急冷油，考虑到一中回流泵抽空会影响分馏塔及后部系统的平稳操作,必要时可将柴油打到一中泵入口，其余的柴油经换热器与吸收塔底富吸收油换热，将其加热到约120℃进入分馏塔第24层，柴油换热后再通过再柴油空冷器，温度降到约60℃，一部分经再吸收油泵加压作为再吸收塔的再吸收油，其余经柴油计量表后送到柴油罐区或作柴油加氢的原料。
根据生产需要，- 10#柴油由分馏塔第21层通过液控阀自流进入柴油汽提塔，用1MPa的过热水蒸汽汽提后，由泵抽出，经空冷器温度降到约60℃，一路分经封油冷却器进入V206作封油，一部分作再吸收塔的再吸收油，其余作产品出装置。 分馏塔一中回流自分馏塔第16层抽出，一路可去提升管反应器回炼,经流控阀去换热，作为解吸塔底再沸器的热源，然后经换热器与新鲜原料换热，最后经一种空冷器返塔第19层。
分馏塔二中回流从分馏塔第4层抽出，经流控阀去换热器作为稳定塔底再沸器的热源，然后返塔第7层。：
回炼油自分馏塔第3层抽出，经泵加压,一部分返回分馏塔第2层，其余去提升管反应器回炼。
分馏塔底油浆由泵抽出，一路直接去提升管反应器回炼以回收催化剂，其余经过滤器，通过换热器与新鲜原料换热,将其加热到约250℃，再经换热器与除氧水换热后温度降到约275℃，用于产生饱和蒸汽。油浆换热后分三路，一路打到分馏塔人字挡板上用于控制人字挡板上温度，一路进分馏塔底用于控制塔底温度，一路外甩用于控制塔底液位。
四．吸收稳定部分
从分馏气液分离罐来被气体压缩机压缩至约1.2MPa,进入富气空冷器，与吸收塔底饱和吸收油和解吸塔顶解吸气混合，进入增湿空冷器，温度约 30-40℃，进入凝缩油罐，分离后的富气从吸收塔顶部入作为此塔气相进料，此塔设有35层双溢流塔盘，从分馏塔的气液分离罐来的粗汽油和稳定汽油进入吸收塔，与上升富气进行逆向接触。为取走吸收过程放出的热量，吸收塔中部设有两个中段回流，分别在第15层及第26层抽出经空冷器冷却。
来自吸收塔顶的贫气进入再吸收塔底部，与再吸收油逆流接触，以吸收贫气携带的汽油组分，塔顶干气一部分用于提升管反应器提升介质，其余经压控阀富吸收油与轻柴油换热后去分馏塔第24层。
自凝缩油罐来的凝缩油加压后，经换热器与稳定汽油换热，用凝缩油温控三通阀制其温度约60 -65℃，进入解吸塔顶，塔底用分馏塔一中段作热源, 塔底脱乙烷汽油经泵加压通过与稳定汽油换热到约135℃进入稳塔中部。此塔有30层双溢流浮阀塔盘和三个进料口，可根据脱乙烷汽油的性质和环境温度及生产方案的不同选择第11层、第15层和第19层进料口。稳定塔顶操作压力约为1MPa，以分馏塔二中回流作热源，控制换热器气相返塔温度约160℃。塔顶液态烃经压控阀和液态烃空冷器温度降到约30℃，进入凝缩油罐，由泵抽出一部分返回塔顶用于控制塔顶温度，其余去脱硫。稳定塔底稳定汽油经过换热器与脱乙烷汽油和凝缩油换热，在经过联合空冷器温度降到40-50℃，一部分打入吸收塔顶作补充吸收剂，其余的经过碱洗出去其中的酸性物质和低级硫醇，在经过沉降罐沉降除去汽油携带的碱液，然后去汽油脱硫醇装置。
五．脱硫、脱硫醇部分
a．干气和液态烃脱硫
来自置的N-甲基二乙醇胺溶剂经沉降槽液控阀进入沉降槽，由泵抽出，分别送到干气脱硫罐和液态烃脱硫罐顶，在脱硫塔内分别与再吸收塔来的干气和液态烃逆流接触塔底富液自压送回制硫装置进行溶剂再生后，再循环利用。再吸收塔干气先进入干气分液罐，经沉降除去其携带的汽油组分，然后进入干气脱硫塔下部，在塔内与贫液接触，其酸性物H2S、CO2等被溶剂吸收，塔顶净化干气经液态烃脱硫塔将携带的溶剂分离，净化干气经压控阀和计量表去瓦斯总管。含硫液态烃由泵送到液态烃脱硫罐下部，自下而上与从贫液逆流接触，其中的H2S被溶剂溶解。净化液态烃从塔顶馏出经沉降罐沉降分离出其携带的溶剂，经碱洗塔碱洗，再通过压控阀和计量表.送到液态烃罐区。
b．汽油脱硫醇
由液态烃脱硫塔沉降槽来的稳定汽油经混合器与氧化风和活化剂混合后进入固定床反应器底部，在聚钛氰钴等催化剂和碱性环境下，其中大部分硫醇被转化成二硫化物气体，汽油进入缓冲罐，含二硫化物气体和油气、惰性气的尾气经水封罐放空，精制汽油经油泵加压，通过计量表送到汽油罐区。
2.2 主要工艺指标
2.2.1 工艺指标
a．原料油的性质
原料油的性质是我们所有操作条件中最重要的条件。选择催化剂,制定生产方案，选择操作条件都应首先了解原料油的性质。生产中我们要求原料要相对的稳定。同时加工几种原料时，要在原料罐或者通道中调和均匀后再送入装置。另外要特别注意灌区脱水，换罐时不要因脱水不净，将水送入反应器，否则会急剧降低反应温度，反应压力会因水的汽化而迅速上升，严重时会造成重大事故。
b．催化剂的种类
目前,二催化主要使用DVR-1裂化催化剂。选用催化剂时，不仅要选择催化剂的活性、比表面，更要注意它的选择性、抗污染能力和稳定性。
在生产过程中若因原料性质和产品方案的较大幅度变化而需要更换催化剂时，则需要采取逐步置换的方法。一边卸出催化剂，一边补入新鲜剂，注意置换的速度不能过快，不然会因新鲜剂补入太多.平衡剂活性太高儿作操作失去平衡。
c．反应时间
反应时间短,转化率低,回炼比增加;反应时间长,转化率提高，但时间过长则会使转化率过高，汽柴油收率下降，液化气中烯烃饱和，丙烯、丁烯的产率下降。工业装置一般取2-4秒。目前有些加工渣油的装置采取了更低的反应时间，以降低生焦率。.
反应时间在生产中不是可以任意调节的，它由提升管的容积（直径和长度）决定，但生产中反应时间是变化的。进料量的多少，其它条件引起的转化率的变化,都会引起反应时间的变化。
对于一个特定的装置，如果我们需要大幅度改变反应时间的话，可以采用向提升管内注入稀释介质的办法(如蒸汽和干气)。但是这种办法的前提是装置负荷较低的情况下方可使用。
d．反应温度
反应温度高，裂化快，转化率高。一般采用480 - 520℃之间的温度进行操作。提高反应温度,则干气增加、汽油减少,在转化率不变时,焦炭产率下降（因为抑止了缩合反应）。随温度的升高，丙烯和丁烯产率增加很快。
提高温度能提高汽油的辛烷值。因为汽油中烯烃和芳烃都随温度升高而增加了。
在提升管装置中，反应温度主要是用再生单动滑阀通过开度调节催化剂的循环量来达到控制温度的目的。
e．剂油比：
催化剂循环量与反应器总进料量之比，叫做剂油比。
剂油比不是一个独立变量而是一个因变参数，一切引起反应温度变化的因素，都会影响它，且剂油比反作用于反应温度。因为反应温度主要靠催化剂的循环量来控制，所以剂油比可以间接地控制反应温度。剂油比增大反应温度升高，而当再生温度和反应温度升高时，剂油比减小。剂油比增大，转化率提高，焦炭产率升高，对于提升管反应器，剂油比一般在3-7，但该装置控制在8-10。改变剤油比最灵敏的方法是调节原料预热温度和急冷油用量。当操作条件改变，剂油比增加时，转化率和焦炭产率就会增加。
f．催化剂活性.
催化剂平衡活性越高，转化率越高，产品中烯烃含量减少，而烷烃含量增加。 分子筛催化剂的平衡活性，各种不同类型的催化剂有较大的差别。生成中应根据原料性质，产品方案，装置类型来选择合适活性的催化剂。平衡催化剂的活性除和操作条件有关外，主要由催化剂的置换速度调节,正常的新鲜催化剂补充是通过小型加料进行的。
重金属的污染会使催化剂的活性下降,选择性明显变差,气体和焦炭产率升高，气体中氢气含量明显增加，而汽油收率明显降低。在这种情况下，需要较大幅度的置换催化剂。在卸平衡剂的同时用较大的加料量向系统内补入新鲜催化剂，同时,保证金属钝化剂的注入量。
g．反应器压力
提高反应压力就是提高了反应器内的油气分压。油气分压的提高意味着反应物浓度的增加，因而反应速度加快,从而提高了转化率。
提高反应压力，生焦率的提高比较明显，干气的产率也会增加，汽油产率稍有降低,但不太明显。 ’
对于一定的提升管反应器来说，提高压力也等于降低了反应器内的反应物料体积流率。在进料量不变的情况下，等于延长了反应时间。
h．提蒸汽量
把催化剂颗粒加带的油蒸汽汽提出来, 所需的蒸汽量取决于催化剂循环速率。汽提蒸汽的量通常为1-2Kg/吨循环催化剂，或者通过操作中慢慢的降低汽提蒸汽的量，观察温度的变化,当汽提蒸汽的量降到一定的值时,再生器温度急剧上升，未汽提出来的烃类开始燃烧，此时的汽提蒸汽量为最小值，正常操作时采用该值的1.1倍左右。使用过多的汽提蒸汽是有害的,它会使主分馏塔塔顶系统负荷负荷加大，也会导致催化剂水热失活。
i．雾化蒸汽
雾化蒸汽在反应进料中具有相当重要的作用，雾化蒸汽量适当，原料雾化效果好，还可以降低油气分压,避免催化剂迅速结焦。一旦原料中断，雾化蒸汽还可防止喷嘴堵塞。
j．预提升蒸汽
①降低提升管内油气的分压
②降低催化剂的碳差(焦炭重量/催化剂重量)；
③降低再生器温度；
④减少轻气体的生成。
k．回炼比
回炼油与新鲜原料之间的比叫做回炼比，回炼比增加会引起：
①催化剂循环速率增加
②焦炭产率增加；
③再生器温度增加；
④产气量增加。
l．金属钝化剂
金属钝化剂种类很多，一般所用的金属钝化剂是指锑、铋的化合物，通常其浓度为17-40% 通过加注金属钝化剂，使原料油中的重金属与钝化剂中锑或铋的化合物形成低熔点合金,以避免原料油中的重金属沉积在催化剂表面导致催化剂的活性和选择性下降。钝化剂的注入量一般应根据原料油中重金属的含量而加以调节。
2.2.2 技术先进性
一．反再系统
反应器和再生器为高低并列式，反应系统中提升管反应器采用了KH-4等高效雾化进料喷嘴和MTC控制技术以及干气预提升、快速终止技术，沉降器采用了带预汽提段的高度封闭的VQS快速分离系统和高效旋分器；气提段采用了三段气提和高效汽提挡板。使用了YXM-92金属钝化剂。本装置采用混合进料方式，原料预热采用与分馏塔一中回流和塔底油浆换热，取消了原料预热炉。
再生系统中使用一氧化碳助燃剂，采用完全在生技术。再生器采用可调下流式外取热 器，用于产生4.2MPa饱和蒸汽，以维持反再系统热平衡。待生催化剂进料采用船型分布器，加强了逆流烧焦效果；采用树枝状主风分布管和8组两级YDZ高效旋分器。在再生烟道上设置了蒸汽过热器如外取热器以及蒸发器产生的中压饱和蒸汽，用省煤器预热外取热器和以及蒸发器的上水，用三级高效烟气轮机带动同步发电机发电，以充分回收高温烟气的能量。
二．分馏系统
本装置分馏系统的余热得到了充分合理地利用。分馏塔顶油气用于预热二热力除氧器上水或冬季用于采暖；分馏塔顶回流和轻柴油冬季可用于采暖或用轻柴油加热再吸收塔底富吸收油；一中段主要用作解吸塔底热虹吸式重沸器的热源和预热新鲜原料;二中段主要作为稳定 塔底釜式重沸器的热源。塔底油浆用于预热新鲜原料和产生3.9MPa饱和蒸汽。此外,还使用了油浆阻垢剂。
三．吸收-稳定系统
吸收―解吸采用双塔流程.提高了碳三、碳四的回收率，通过富气注水，改善了污水处理系统的操作状况。汽油碱洗使用浓度约15%的氢氧化钠溶液。
四．脱硫部分
以制硫装置提供的双乙醇胺作为干气和液态烃脱硫溶剂。干气和液态烃脱硫分别在填料塔和筛板塔内进行,并分别设置了分液罐和沉降罐。
五．汽油脱硫醇部分
以聚钛氰钴或磺化钛氰钴为催化剂，采用了以活性碳为载体的固定床反应器，并加入活化剂,以提高硫醇脱除率。
3. 主要原理与设备参数
3.1 主要原理
一．催化裂化反应原理
催化裂化反应是在裂化催化剂上进行的,原料进入反应器与高温催化剂接触，瞬时汽化再经过如下过程才能变成产品。
第一步：气态原料分子从主气流中扩散到催化剂表面,并沿催化剂孔道向催化剂内部扩散；
第二步：靠近催化剂表面的原料分子，被催化剂活性中心吸附，原料分子变的活泼，某些化合键开始松动；
第三步：被吸附的原料分子在催化剂表面进行化学反应；
第四步：产品分子从催化剂表面上脱附下来；
第五步：产品分子沿催化剂孔道向外进行扩散，并扩散到主气流中去。
从催化裂化反应过程来看，原料分子首先是被催化剂活性中心吸附才能进行化学反应,因此原料中各类烃分子的反应结果不仅取决于反应速度,而且很重要的是取决于吸附能力,对碳原子数相同的烃类分子，被吸附的难易程度大致如下：
稠环芳烃＞稠环环烷烃＞烯烃＞单烷基侧链的单环芳烃＞环烷烃＞烷烃
在同一族烃中，大分子吸附能力比小分子强。如果按化学反应速度的高低顺序排列,大致情况如下：
烯烃＞大分子单烷基侧链的单环芳烃＞异构烷烃及环烧烃＞小分子单烷基侧链的单环芳烃＞正构烷烃＞稠环芳烃。
催化裂化过程中的化学反应并不是单一的裂化反应,而是多种化学反应同时进行。在催化裂化条件下，各种化学反应的快慢、多少和难易程度都不同，由于催化裂化原料组成的不同使化学反应显得更加复杂化。主要化学反应有：裂化反应、异构化反应、氢转移反应、芳构化反应、甲基转移反应、叠合反应和烷基化反应。
催化裂化反应非常复杂，反应类型很多,为了解其反应机理，需要进一步讨论烃类的反应过程。目前，正碳离子学说被认为是接是催化裂化反应机理比较好的一种。
所谓正碳离子，是指表面缺少一对价电子的碳原子形成的烃离子。正碳离子的命名是依照铵离子而得的，但它不能像铵离子能在溶液中解离出来自由存在，它只能吸附在催化剂表面上进行反应，它们的根本不同时正碳离子的碳表面只有三对电子。
一般认为在热裂解过程中不易形成正碳离子，因为热裂解是一般的气象热反应，其结果是烃分子均匀断裂成自由基，只有不均匀断裂才能生成正碳离子，但是不均匀断裂要比均匀断裂需要的能量大得多，故不易发生。在酸性催化剂存在的情况下，生成正碳离子所需要的能量就小的多了。
正碳离子是在烃分子与催化剂作用下形成的。一是催化剂活性中心给出质子，使烯烃质子化生成正碳离子。质子加在烯烃上有一个规律，即加在含氢原子较多的碳原子上，这样含氢较少的碳原子缺少一对电子，形成正碳离子。
从上述情况看，要生成正碳离子必须具备两个条件，一是要有烯烃，烯烃来源于原料中，或是热裂解生成的；二是要有给出质子的酸性催化剂。
质子是指失去电子状态的氢原子。必须清楚的是，催化剂给出的质子并没有脱离催化剂自由行动，而是烯烃停留在催化剂表面上，在一定条件下形成正碳离子。
阳碳离子反应过程比较复杂，其反应特点如下：
（1）正碳离子生成可以通过烯烃与质子结合，小的阳碳离子与烯烃再结合，生成较大的正碳离子。
（2）正碳离子能自动异构化,伯碳自动转化为仲碳，仲碳转化为叔碳,趋向更稳定。正碳离子稳定性顺序为:叔碳＞仲碳＞伯碳。离子异构化表现为一对价电子的转移,或者连同所联系的氢和甲基一起移动。
（3）正碳离子与烃分子相遇,夺取烃分子的氢,生成新的正碳离子,即正碳离子的形成与正碳离子的取代，形成链反应。
（4）正碳离子可以失去质子生成烯烃，此质子交还给催化剂酸性中心或其它烯烃，生成新的正碳离子，自己成为烯烃产物。
（5）大的阳碳离子分解，生成一个烯烃和一个小阳碳离子,即进行裂化反应。
（6）阳碳离子自身反应,构成环化作用。
二．再生器工作原理
催化剂再生时产生大量的热，一般来说足以提供反应所需的热量；有些情况下，还可产生大量的剩余热量。课件催化剂的再生实际上担负着两项任务：恢复催化剂的活性和提供反应所需要的热量。催化剂的再生是通过反应放热使催化剂带有一定热量进入再生器，随后与再生器中的富氧气体接触放出大量的热，使催化剂温度升高，将附着在催化剂表面的焦炭烧掉，恢复催化剂的活性，再通过再生斜管注入到提升管反应器的下部参与反应。
三．分馏原理
催化裂化分馏基于蒸馏原理，蒸馏是把完全互溶而沸点不同的液体混合物分离开的一种物理过程，或者说蒸馏是利用液态或气态混合物中各组分挥发性或沸点的不同，来分离这些组分的一种方法。蒸馏是在蒸馏塔内进行的，从塔底分离出沸点较低的馏分,而从塔底分离出沸点较高的馏分。从塔的中间抽出，沸点介于两者之间的馏分称为侧线馏分。蒸馏所得的冷凝液叫馏出物，将馏出物按不同沸点范围分别收集叫作分馏，所收集的馏出物叫馏分。蒸馏过程是把液体混合物加热使之部分汽化,并将产生的含轻组分(即低沸点组分)较多的蒸汽引出 使它与含重组分较多的液体分开,再把蒸汽冷凝为液体，从而使原来的混合物分成较轻和较重的两部分。可见蒸馏过程包含有加热、汽化、分离和冷凝等几个环节,而主要环节是汽化和冷凝。
催化裂化反应油气的分离是在分馏塔内进行的,反应气进入分馏塔的脱过热段（人字挡板下）与人字挡板向下流的循环油浆逆流接触，脱除过热，洗涤油气中夹带的催化剂粉末，并使反应油气进行部分冷却，首先冷却的是沸点较高的油浆，上升的油气混合物在塔内令其温度逐渐降低,又会出现部分冷却液为回炼油，未冷却的气相中,主要是沸点较低的重柴油、轻柴油和汽油。再降低温度使其逐渐部分冷却时,依次冷却的是重柴油，轻柴油，最后不能冷却的是汽油蒸汽及液态烃干气组分。此时在分馏塔底得到的是高沸点馏分(油浆〉。塔侧自下而上可取的回炼油、重柴油、轻柴油馏分，自塔顶可取得汽油馏分、液态烃和干起组分。
气相混合物在精馏段逐渐降温冷凝，气裇降温冷凝为液体要放出冷凝热,这部分热量要通过塔顶和中段回流取走，使回流中所含的轻组分加热汽化为气相，并使全塔热负荷分布均匀。
四．吸收-解吸基本原理
吸收是一种分离气体混合物的过程。用适当的液体容剂处理气体混合物，使其中的一个或者几个组分溶于溶剂，而从达到分离气体混合物的目的。被吸收的气体组分称为溶质或吸收质，不被吸收的组分称为惰性气体，所用的液体称为溶剂或者吸收液。吸收了溶质的吸收剂称为溶液或饱和吸收液。
气体吸收的根本依据是气体在液体中的溶解度。气体与液体相接触,则气体溶解在液体中，达到一定的溶解度。吸收所能达到的程度，主要取决于吸收进行条件下的气液平衡关系。
气体吸收是物质自气相到液相的转移,这是一种传质该过程中，气相中的溶质（气体分子)首先要穿越气、液两相界面进入液相,进入液相中的气体分子也会有一部分返回气相。液体中溶解的溶质气体愈多，气体分子从液相溢出的速率也就越大。当气体分子从气相进入液相的速率等于气体分子从液相返回气相的速率时,气液两相呈动态平衡，溶液的浓度就不再 变化,也就是溶液已经饱和，即达到了它在一定条件下的溶解度。此时，在溶液上方溶质气体组分产生一定的平衡分压。
混合气体中每一组分可以被溶液吸收的程度，即取决于气相中该组分的分压,也取决于溶液里该组分的平衡分压。气体吸收的推动力就是二者之差。传质的方向取决于气相中组分的分压与其溶液的平衡分压的大小。只要气相中组分的分压大于其溶液的平衡分压，吸收过程便会进行下去，直到气液两相达到动态平衡；反之，如果溶液中某一组分的平衡分压大于混合气体中该组分的分压,那么,传质方向便会反转，这个组分会从液相转移到气相，即称之为解吸过程。
通常，按照吸收过程是否伴有化学反应把吸收分为化学和物理吸收,在炼油工业上，用油 现收气态烃的过程，没有化学反应发生，可看作单纯的气体溶于液体的物理过程。当气体溶于液体时，要放出溶解热，但被吸收组分在气体中浓度很低，且吸收剂用量大，温度升高不显著，一般认为是等温吸收。对于同一种烃，温度越低，压力越高，对吸收越有利；对于解吸过程则恰好相反，分子量小的烃易解吸，温度高、压力低对解吸有利。
通过吸收与解吸操作,使吸收塔顶得到基本不含碳三组分的气体〈再吸收塔底为干气〕；在解吸塔底得到基本不含碳二的脱乙烷汽油。
从过程特点来看,吸收过程中，解析是方向相反的单向扩散，被称为单向传质过程，而在精馏过程中,不仅有气相中的重组分部分冷却转入液相中,而且有液相中轻组分部分汽化进入气相中,这种过程称为双向传质过程。
五．脱硫部分基本原理
碱液吸收干气和液态烃中的硫化氢的过程伴有明显的化学反应，称为化学吸收。当气体溶于液体时，要放出溶解热；伴有化学反应时要放出反应热,使操作温度升高,这类吸收称为非等温吸收，但被吸收组分在气体中浓度很低,且吸收剂用量大,温度升高不显著一般则认为是等温吸收。
汽油脱硫醇是指在催化剂(如:磺化钛氰钴)和强碱性环境(如有机碱）以及有氧气的存在的情况下，将汽油中硫醇氧化生成二硫化物气体，碱液还原后循环利用。
油品中的硫醇首先与NaOH接触，反应生成硫醇钠，而后者又解离成硫醇阴离子。同时分子氧与催化剂形成不稳定的活性络合物〔X〕。活性络合物〔X〕与硫醇阴离子RS-完成单电子转移反应生成硫醇自由基RS·，两个硫醇自由基很快结合为稳定的二硫化物（RSSR）。
3.2 设备参数
工艺控制条件一览表
第六章 航煤装置
一．概念
石油加氢技术是石油产品精制改制和重油加工的重要手段。指在氢压和催化剂 存在下，使油品中的硫、氧、氮等有害杂质转变为相应的硫化氢、水、氨而除去，并使烯烃和二烯烃加氢饱和、芳烃部分加氢饱和，以改善油品的质量。有时，加氢精制指轻质油品的精制改质，而加氢处理指重质油品的精制脱硫。加氢精制主要用于油品的精制，其主要目的是通过精制来改善油品的使用性能。
二．航煤加氢精制装置原料
是以常减压蒸馏装置生产的航煤馏分（常一线）为原料，在催化剂作用下进行加氢反应，脱除其中所含的硫醇和酸等非烃有害组分，并在调和过程中加入抗磨剂、抗静电剂等添加剂生产3#喷气燃料质量标准的航空煤油
三．原理
如图所示，加氢精制的工艺流程一般包括反应系统、生成油换热、冷却、分离系统和循环氢系统三部分。
一、反应系统
原料油与新氢、循环氢混合，并与反应产物换热后，以气液混相状态进入加热炉（这种方式称炉前混氢），加热至反应温度进入反应器。
二、生成油换热、冷却、分离系统
反应产物从反应器的底部出来，经过换热、冷却后，进入高压分离器。在冷却器前要向产物中注入高压洗涤水，以溶解反应生成的氨和部分硫化氢。
反应产物在高压分离器中进行油气分离，分出的气体是循环氢，其中除了主要成分氢外，还有少量的气态烃(不凝气)和未溶于水的硫化氢；分出的液体产物是加氢生成油，其中也溶解有少量的气态烃和硫化氢；
生成油经过减压再进入低压分离器进一步分离出气态烃等组分，产品去分馏系统分离成合格产品。
三、循环氢系统
从高压分离器分出的循环氢经储罐及循环氢压缩机后，小部分(约30％)直接进入反应器作冷氢，其余大部分送去与原料油混合，在装置中循环使用。为了保证循环氢的纯度，避免硫化氢在系统中积累，常用硫化氢回收系统。一般用乙醇胺吸收除去硫化氢，富液(吸收液)再生循环使用，解吸出来的硫化氢送到制硫装置回收硫磺，净化后的氢气循环使用。
第七章 问题调研
针对我们在参观工厂时工程师讲解的内容我提出了几个问题：
1. 制硫工段时污水汽提部分单塔加压带侧线和单塔常压的投资哪个更低？
答：若是仅仅针对污水汽提部分，单塔常压不带侧线的投资较少，能耗较低，但是若是考虑到后续的脱硫部分来说，两者的投资差别不大。因为在脱硫部分中原料气中含有氨气，反应的温度会超过1250℃，火嘴的条件苛刻费用较高；氨气燃烧后产生的氮气会提高气速，脱硫的装置压力较大，含氮的设备管线压力大费用高。
2．制硫工段都有哪几种方法，有什么不同？
答：a.双塔流程：一塔分离硫化氢，一塔分离氨气，操作弹性大，但是成本大，占地、能耗大；
b.单塔加压带侧线：氨气侧线抽出，生成少量的液氨；进料组成和进料量不稳定，操作可调节性小；
c.单塔常压：硫和氨气共同分离，不能单独作为产品，两者是混合在一起的。
3．汽油吸附脱硫装置中加入新鲜的吸附剂是根据什么判断的？
答：工作人员说，并不是每一次吸附剂循环时候都会加入新鲜的吸附剂，只有在产品的检验工过程中，如果产品的硫含量超过标准，才会加入新鲜的吸附剂。这样可以节省吸附剂用量，减少成本。
4．二催化装置中的分馏塔有什么特点？
答：二催化中的分馏塔热量过剩，热负荷高，因此只有精馏段，没有提馏段。且分馏塔是板式塔，舌形塔板，气相范围大，操作弹性小，压降小，风机的负荷小。塔顶回流控制温度不是用冷回流，因为蒸汽多，热负荷大。
5．二催化的再生器的燃料是什么？
答：是富氧的空气，约为23%左右。
第八章 感想
随着车子逐渐接近燕山石化，我感觉到有一种浓浓的化工厂的气息，每个一段距离，就会有大大小小的管线、管廊，形成了燕山石化特有的风景线。
第一天实习，走了好久，大家在路上说说笑笑，但是一进到化工厂，我就被高大的塔器、反应器、储罐、换热器等设备深深的震撼了，我们在学校里学到的知识，只仅仅限于纸上的书写，这个塔径多少米，那个塔高多少米，反应器壁厚是多少，管子的直径和壁厚是多少等等，然而真正的接触到实际的化工设备，还是对自己有所震惊。看着整齐的管线、复杂的设备组合、精细的控制室，让我意识到工程师的伟大，我记得在现场，有一位技术人员给我们介绍了一个精馏塔，是一个变径塔，这是我们在化工原理中没有学过的，他告诉我们这种就是依据基础的知识，再加上对工艺的理解和实际经验的丰富性，对塔器进行的改造，以保证在符合生产条件的前提下，最大限度的减少投资的成本，化工厂的利益就是从这种一点一滴的小事情中积攒下来的。
况且，工作人员说，其实工作车间多多少少都会接触有毒有害物质，我们在学习的过程中不仅要学习掌握理解工程工艺，还要学会保护自己的方式方法。
实习的五天，不论是在工厂中的参观，还是回到学校自己查资料写实习报告，令我收获了很多。