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第一章 校内拆装实习及中试基地参观第一节 多极泵1.1多级泵的工作原理：离心泵运转之前，泵壳内先要灌满液体，称为灌泵。在灌满液体的泵中，原动机通过泵轴带动叶轮旋转，叶片强迫液体随之转动，液体在离心力作用下向四周甩出至蜗壳，再沿排出管流出。与此同时在叶轮入口中心形成低压，于是，在吸人罐液面与泵叶轮人口压力差的推动下，从吸入管吸入罐中的液体流进泵内。这样，泵轴不停地转动，叶轮源源不断地吸人和排出液体。图1.1多级泵机构图1.2主要零部件： 1.叶轮 叶轮是离心泵中唯一的能量传递元件。叶轮和轴以及固定于轴上的所有零件统称为转子。当原动机带动泵轴旋转时，固定于轴上的叶轮也随之旋转，通过叶片把原动机的能量传给液体，使液体提高压力。通过泵后液体压力的升高值p（Pa)，与扬程H(J/Kg)和液体的密度p(kg/m3)有关，即p=pH(Mpa) 。 叶轮通常由轮盘、叶片和轮盖三部分组成。根据三者的组合情况可有闭式、半开式、开式及双吸叶轮等结构，如图3-8所示。叶轮多数情况下用铸造或精密铸造法整体制成。当流道很窄不易铸造时，可采用在轮盘上铣出叶片后与轮盖焊接或铆接的结构。图1.2离心泵叶轮形式(a)闭式叶轮;b)半开式叶轮;(c)开式叶轮。(d)双吸叶轮 2.吸入室 吸人室位于叶轮人口之前，其作用是将吸人管中液体以最小的能t损失导人叶轮。吸人室一般有三种形式，如图3-10所示。锥形吸人室用于小型单级悬臂式离心泵中。螺旋形吸人室目前多用于悬臂式离心油泵和中开式多级蜗壳泵中。环形吸人室常用于多级分段式离心泵中。3.泵体泵体主要是压液室，压液室的作用是收集液体和转换能量，即把从叶轮排出的液体收集起来导向排出管，同时降低液体的速度，使动能转化为压力能。压液室是指叶轮出口到泵出口法兰(对分段式多级泵是到下一级叶轮人口)的过流部分，常见的有蜗壳和导叶(也称导轮)两种型式。蜗壳因流道做成螺旋形而得名，如图1.3所示。液体沿螺旋线流动，随着流道截面的增加而降低速度。螺壳后有一扩压段，在该段主要起降速扩压作用。对分段式多级泵，为了使结构简单紧凑，每级叶轮和下一级叶轮之间的能量转换采用导叶(导轮)结构，导叶有径向导叶和流道式导 叶两种，如图1.4所示。图1.3 蜗壳图 图1.4导叶图 4.轴向力平衡装置 离心泵运转时，转子受到一个与轴心线平行的轴向力，其产生原因可作如下解释:液体流经叶轮后压力升高，因此在叶轮前后两侧压力的分布不同，如图3-13所示。在轮盖侧r1范围内的压力为P1，轮盘侧r2范围内为P2且呈抛物线分布。显然轮盖侧压力低，抡盘侧压力高，这就是产生轴向力主要 图1.5叶轮两侧压力分布图 原因。轴向力一般自叶轮背面指向叶轮人口。 第二节 闸板阀闸板阀是最常用的截断阀之一，主要用来接通或截断管路中的介质，不运用于调节介质流量。运用的压力、温度及直径范围很大，尤其运用于中、大直径的管道。闸板阀的结构示意图如图1.6所示闸板阀的主要特点 （1） 流体阻力小。闸体内部介质通孔是直通的，介质流经时不改变其流动方向，因而流动阻力较小。 图1.6闸板阀 （2）启闭较省力。启闭时阀板运动方向与介质流动方向相垂直。与相比，的启闭较为省力。 （3）介质流动方向一般不受限制。介质可从两侧任意方向流过，均能达到接通或截断的目的。便于安装，运用于介质的流动方向可能改变的管路中。闸板阀的结构型式 按阀杆结构和运动方式分为明杆和。明杆的阀杆带动阀板一起升降，阀杆上的传动内螺纹在壳体外部，因此，可根据阀杆的运动方向和位置直观地判断阀板的启闭和位置，而且传动内螺纹便于润滑和不受流体腐蚀，但它要求有较大的安装空间。暗杆的传动内螺纹位于壳体内部，在启闭过程中，阀杆只做旋转运动，阀板在壳体内升降。因此，的高度尺寸小。暗杆阀闸，通常在上盖上方装设启闭位置指示器，以运用于船舶、管沟等空间较小和粉尘含量大的环境 第三节 单螺杆泵蛇泵也称单螺杆泵，但与前面所讲单螺杆泵的结构和密封原理不同。这种泵是一种较新的水力机械，目前在石油钻采及石油输送中得到了越来越广泛的应用. 图1.7是一个单螺杆泵的结构简图。这种单螺杆泵中最重要的元件是衬套2和螺杆3组成的衬套螺杆副。由于螺杆在衬套中进行复杂的行星运动，所以在螺杆与中间传动轴之间有一个偏心联轴节9，也可以用万向联轴节或挠性轴代替偏心联轴节。图1.7单螺杆泵示意图这种泵也是靠一根螺杆的旋转向前推挤液体。但是它的高、低压腔并不相通，特殊结构的螺杆和具有内螺旋面的专门衬套相配合，螺杆与衬套把液体沿轴向分开，同时又在径向把液流一分为二，形成一个个密封腔。所以，在每个螺杆衬套副中，螺杆是单螺旋面，而衬套内表面是双螺旋面.两者的旋向相同，即同为右旋或左旋。螺杆的任一断面都是半径为R的图，如图1.8所示。整个螺杆的形状可看成是由很多半径为IZ的极薄圆盘组成.不过这些圆盘的中心D以偏心距e绕螺杆本身的轴线EZ一边旋转，一边按一定螺距t向前移动形成的螺旋面。 图1.8 蛇泵的螺杆 衬套的材料是橡胶，它的断面是由两个半径为R(等于螺杆断面半径)的半圆和两条长度为4e的直线段组成的长圆形，如图1.9所示.衬套的双线内螺旋面就是由上述断面绕衬套的轴线02旋转的同时按一定的导程T=2t向前移动而产生的。图1.9 衬套横断面形状及螺旋面的形成第四节 中试基地参观中试基地，存在进行中间试验的专业实验基地；通过必要的资金，装备条件及技术支持，对科技成果经行成熟化处理和工业化考验。中试基地一般可分为专业中试基地配套基地和综合性中试配套基地两大类。专业中试配套基地是专门从事某个进行项目的中试配套基地；综合性中试配套基地是以生产加工一般性工业产品为主要经营业务。同时承担同类技术项目中试和产业优化配套协作的基地。中国石油大学（北京）中试基地属于综合性中试配套基地。参观的主要工艺：重油催化裂化装置；烷基化工艺流程装置；CH4制油流程装置以及重油催化裂化催化剂性能和分离测试装置。重油催化裂化装置主要是经典三部分：反应再生系统，分馏系统，吸收稳定系统。中试基地的重油催化裂化装置测试的是较重的原料（主要VGO）在催化剂作用下在提升管中的催化裂化成轻质汽，煤，柴的效率，它主要的部分为反应再生系统。烷基化装置是使用异构烷烃和轻烯烃生产高辛烷至汽油的装置，所采用的方法是硫酸烷基化。CH4制油装置主要是CH4裂解和CO,H2合成汽油的过程。除此以外，中试基地还有一些流化床性能测试实验装置，催化剂性能测试实验装置，旋风分离器性能测试实验装置。第二章 炼油厂生产实习炼油厂简介中国石油化工股份有限公司北京燕山分公司，地处北京西南，是中国石化直属的特大型石油化工联合企业。目前拥有63套主要生产装置、68套辅助生产装置，原油加工能力超过1000万吨/年，乙烯生产能力超过80万吨/年，可生产94个品种、431个牌号的石油化工产品，是我国最大的合成橡胶、合成树脂、苯酚丙酮和高品质成品油生产基地之一。公司始建于1967年，1970年成为我国第一家炼化一体化企业，截至2011年底，累计加工原油2.7亿吨，生产乙烯1616万吨，实现销售收入8236亿元，利税989亿元，为国家建设和国民经济发展做出了应有贡献。燕山分公司是我国第一家生产欧标准成品油的千万吨级炼油基地，是保证首都能源安全的骨干企业，每年为市场提供汽油、柴油、航空煤油以及润滑油基础油、石蜡、硫磺等多种产品。公司致力于提供清洁能源，带动了中国的油品质量升级。从1997年率先实现汽油无铅化，到2004年欧、2005年欧、2007年欧，在全国一路领跑，用10年时间走完了发达国家20多年的油品升级之路。公司不断提升自主创新能力，积极承担中国石化重大科研攻关项目，在清洁油品生产、节能减排、合成橡胶新胶种研发等关键领域达到了国内先进水平，形成了一批国内“独一无二”、“数一数二”的特色高端产品。合成树脂包括低密度聚乙烯、高密度聚乙烯、EVA、聚丙烯以及改性专用树脂等产品，年产量超过100万吨，专用料比例达82%以上，能够充分满足客户需求。合成橡胶包括顺丁橡胶、SBS、溶聚丁苯橡胶、丁基橡胶等，其中顺丁橡胶处于国际先进水平，荣获国家科技进步奖，连续三次获得国家质量金奖；丁基橡胶、溴化丁基橡胶填补国内空白。基本有机化工原料包括乙烯、丙烯、丁二烯、苯酚、丙酮、苯、乙二醇、苯乙烯等多种产品，间苯二甲酸PIA、间二甲苯MX、1-己烯等替代进口、旺销全国。第一节 原油的蒸馏 在某些条件下，原油常压蒸馏也采用两段汽化流程。在这种流程中，在常压塔之前再设置一个初馏塔(亦称预汽化塔)。原油经换热升振至一定温度(约200250)即进人初溜塔，在初馏塔中分馏出原抽中的最轻馏分(国内一般占原油的510),由初馏塔底抽出的液相部分再经进一步换热和在加热炉中加热至规定的温度，例如约370，再进人常压塔。通常在初馏塔只取出一个塔顶产品，即轻汽油溜分或重整原料。也有的初馏塔除塔顶产品外，还出一个侧线产品。如果蒸馏装置中还有减压蒸馏部分，则此蒸馏流程即为三段汽化流程，即包括初馏塔、常压塔和减压塔。图2.1是这种三段汽化的原油蒸馏流程。图2.1 燃料型常减压蒸馏工艺流程图(1)原油初馏。其主要作用是拔出原油中的轻汽油馏分。从罐区来的原油先经过换热(热源一般是本装置内的热源)，温度达到80120左右进入电脱盐罐进行脱盐、脱水。脱后原油再经过换热，温度达到210250，这时较轻的组分一起进人初馏塔，塔顶出轻汽油馏分(初顶油)，塔底为拔头原油。(2)常压蒸馏。其主要作用是分出原油中沸点低于350轻质馏分油。拔头原油经换热、常压炉加热至360370，形成的气液混合物进人常压塔，塔顶压力一般为130170kPa。塔顶出汽油(常顶油)，经冷凝冷却至40左右，一部分作塔顶回流，一部分作汽油馏分。各侧线馏分油经汽提塔汽提、换热、冷却后出装置。各侧线之间一般设12个中段循环回流。塔底是沸点高于350的常压重油。图2.2是常压蒸馏的工艺流程图。图2.2 原油常压蒸馏的流程示意图(3)减压蒸馏。其作用是从常压重油中分出沸点低于500的高沸点馏分油和渣油。常压重油(也叫常压渣油)的温度为350左右，用热油泵从常压塔底部抽出送到减压炉加热。温度达390 400进入减压精馏塔。减压塔顶的压力一般是15kPa。为了减小管线压力降和提高减压塔顶的真空度，减压塔顶一般不出产品或出少量产品(减顶油)，直接与抽真空设备联接，并采用顶循环回流方式(即从塔顶以下几块塔板处或减一线抽出口引出一部分热流，经换热或冷却后返回到塔顶，这种回流方式可减小塔顶冷凝冷却器负荷，降低塔顶管线压力降等)。侧线各馏分油经换热、冷却后出装置，作为二次加工的原料。各侧线之间也设12个中段循环回流。塔底减压渣油经换热、冷却后出装置，也可稍经换热或直接送至下道工序如焦化、溶剂脱沥青等，作为热进料。图2.3是减压蒸馏的工艺流程图。图2.3减压蒸馏的工艺流程示意图第二节 催化裂化2.1催化裂化的原料和产品 催化裂化是最重要的重质油轻质化过程之一，在汽油和柴油等轻质油品的生产中占有很重要的地位。 传统的催化裂化原料是重质馏分油，主要是直馏减压馏分油(VGO )，也包括焦化重馏分油(CGO，通常须经加氢精制)。由于对轻质油品的需求不断增长及技术进步，近20年来，更重的油料也作为催化裂化的原料，例如减压渣油、脱沥青的减压渣油、加氢处理重油等。一般都是在减压馏分油中掺入上述重质原料，其掺入的比例主要受制于原料的金属含量和残碳值。对于一些金属含量很低的石蜡基原油也可以直接用常压重油作为原料。当减压馏分油中掺人更重质的原料时则通称为重油催化裂化。 原料油在500左右、2 4atm及与裂化催化剂接触的条件下，经裂化反应生成气体、汽油、柴油、重质油(可循环作原料)及焦炭。反应产物的产率与原料性质、反应条件及催化剂性能有密切的关系。在一般工业条件下，气体产率约1020 ,其中主要是C3、C4，且其中的烯烃含量可达50%左右;汽油产率约3060，其研究法辛烷值约8090，安定性也较好;柴油产率约040，由于含有较多的芳香烃，其十六烷值较直馏柴油低，由重油催化裂化所得的柴油的十六烷值更低，而且其安定性也较差;焦炭产率约57,原料中掺人渣油时的焦炭产率则更高些，可达8%10。焦炭是裂化反应的缩合产物，它的碳氢比很高，其原子比约为1: (0.31)，它沉积在催化剂的表面上，只能用空气烧去而不能作为产品分离出。图2.4是催化裂化的工艺流程图。图2.4 催化裂化装置工艺流程2.2工艺流程概述催化裂化装置一般由三个部分组成，即:反应一再生系统，分馏系统，吸收一稳定系统。在处理量较大、反应压力较高(例如0. 25MPa)的装置，常常还有再生烟气的能量回收系统。上图是一个高低并列式提升管催化裂化装置的工艺流程。1.反应一再生系统 新鲜原料油经换热后与回炼油混合，经加热炉加热至200 400后至提升管反应器下部的喷嘴，原料油由蒸汽雾化并喷人提升管内，在其中与来自再生器的高温催化剂( 600 750 )接触，随即汽化并进行反应。油气在提升管内的停留时间很短，一般只有几秒钟。反应产物经旋风分离器分离出夹带的催化剂后离开反应器去分馏塔。图2.5是反应再生系统的工艺流程图。图2.5 催化裂化反应再生系统的工艺流程图积有焦炭的催化剂(称待生催化剂)由沉降器落人下面的气提段。气提段内装有多层人字形挡板并在底部通人过热水蒸气。待生催化剂上吸附的油气和颗粒之间的空间的油气被水蒸气置换出而返回上部。经气提后的待生剂通过待生斜管进人再生器。再生器的主要作用是烧去催化剂上因反应而生成的积炭，使催化剂的活性得以恢复。再生用空气由主风机供给，空气通过再生器下面的辅助燃烧室及分布管进入流化床层。对于热平衡式装置，辅助燃烧室只是在开工升温时才使用，正常运转时并不烧燃烧油。再生后的催化剂(称再生催化剂)落人淹流管，再经再生斜管送回反应器循环使用。再生烟气经旋风分离器分离出夹带的催化剂后，经双动滑阀排人大气。在加工生焦率高的原料时，例如加工含渣油的原料时，因焦炭产率高，再生器的热量过剩，须在再生器设取热设施以取走过剩的热量。再生烟气的温度很高，不少催化裂化装置设有烟气能量回收系统，利用烟气的热能和压力能(当设能量回收系统时，再生器的操作压力应较高些)做功，驱动主风机以节约电能，甚至可对外输出剩余电力。对一些不完全再生的装置，再生烟气中含有5%10%的CO,可以设CO锅炉使CO完全燃烧以回收能量。在生产过程中，催化剂会有损失及失活，为了维持系统内的催化剂的藏量和活性，需要定期地或经常地向系统补充或置换新鲜催化剂。为此卸催化剂时采用稀相输送的方法，装置内至少应设两个催化剂储罐。装卸催化剂时采用稀相输送的方法，输送介质为压缩空气。在流化床催化裂化装置的自动控制系统中，除了有与其他炼油装置相类似的温度、压力、流量等自动控制系统外，还有一整套维持催化剂正常循环的自动控制系统和在流化失常时起作用的自动保护系统。此系统一般包括多个自保系统，例如反应器进料低流量自保、主风机出口低流量自保、两器差压自保，等等。以反应器低流量自保系统为例:当进料量低于某个下限值时，在提升管内就不能形成足够低的密度，正常的两器压力平衡被破坏，催化剂不能按规定的路线进行循环，而且还会发生催化剂倒流并使油气大量带人再生器而引起事故。此时，进料低流量自保就自动进行以下动作:切断反应器进料并使进料返回原料油罐(或中间罐)，向提升管通人事故蒸汽以维持催化剂的流化和循环。2分馏系统典型的催化裂化分馏系统见图2.6，由反应器来的反应产物油气从底部进人分馏塔，经底部的脱过热段后在分馏段分割成几个中间产品:塔顶为汽油及富气，侧线有轻柴油、重柴油和回炼油，塔底产品是油浆。轻柴油和重柴油分别经气提后，再经换热、冷却后出装置。催化裂化装置的分馏塔有几个特点: 进料是带有催化剂粉尘的过热油气，因此，分馏塔底部设有脱过热段，用经过冷却的油浆把油气冷却到饱和状态并洗下夹带的粉尘以便进行分馏和避免堵塞塔盘。 全塔的剩余热量大而且产品的分离精确度要求比较容易满足。因此一般设有多个循环回流:塔顶循环回流、一至两个中段循环回流、油浆循环。 塔顶回流采用循环回流而不用冷回流，其主要原因是:进人分馏塔的油气含有相当大数量的惰性气体和不凝气，它们会影响塔顶冷凝冷却器的效果;采用循环回流代替冷回流可以降低从分馏塔顶至气压机入口的压降，从而提高了气压机的人口压力、降低气压机的功率消耗。图2.6 催化裂化的分馏系统的流程示意图3.吸收一稳定系统 吸收一稳定系统主要由吸收塔、再吸收塔、解吸塔及稳定塔组成。从分馏塔顶油气分离器出来的富气中带有汽油组分，而粗汽油中则溶解有C3,C4组分。吸收一稳定系统的作用就是利用吸收和精馏的方法将富气和粗汽油分离成干气(C2)、液化气(C3,C4)和蒸汽压合格的稳定汽油。图2.7是该系统的流程图。图2.7催化裂化的吸收稳定系统的工艺流程图第三节 加氢裂化3.1加氢裂化的基本原理(一)加氢裂化过程的化学反应 石油烃类在高温、高压及催化剂存在条件下，可通过一系列化学反应，使重质油品转化为轻质油品，主要反应包括:裂化反应、加氢反应、异构化反应、环化以及脱硫、脱氮和脱金属等反应。1.烷烃(1)直链烷烃。以十六烷为例: 除上述反应之外，烷烃也发生异构化反应，从而使产物中异构烷烃和正构烷烃比值增高，而且C3，C4馏分中异构物含量很高。(2)环烷烃。在加氢裂化过程中，环烷烃受环数多少、侧链长短及催化剂酸性强弱影响而反应历程各不相同。其中单环环烷烃发生异构化、断链、脱烷基侧链和不明显的脱氢反应如:双环环烷烃和多环环烷烃首先异构化生成五元环的衍生物然后再断链。反应产物主要由环戊烷、环己烷和烷烃组成。2.烯烃烷烃分解和带侧链环状烃断链都会生成烯烃。在加氢裂化条件下，烯烃加氢变为饱和烃，反应速度最快。除此之外，还进行聚合、环化反应。如:3芳烃 单环芳烃的加氢裂化不同于单环环烷烃，若侧链上有三个碳原子以上时，首先不是异构化而是断侧链，生成相应的烷烃和芳烃。除此之外，少部分芳烃还可能进行加氢饱和生成环烷烃，然后再按环烷烃的反应规律继续反应。 双环、多环和稠环芳烃加氢裂化是分步进行的，通常一个芳香环首先加氢变为环烷芳烃，然后环烷环断开变成单烷基芳烃，再按单环芳烃规律进行反应。在氢气存在下，稠环芳烃的缩合反应被抑制，因此不易生成焦炭产物。4.非烃类化合物 非烃类化合物系指原料油中的硫、氮、氧化合物，在加氢裂化条件下，含硫化合物进行加氢反应生成相应的烃类及硫化氢;含氧化合物加氢生成相应的烃类和水;含氮化合物加氢生成相应的烃类及氨。硫化氢、水和氨易于除去。因此，加氢产品无需另行精制。化学反应如下:3.2 工艺流程两段加氢裂化流程。两段加氢裂化流程中有两个反应器，分别装有不同性能的催化剂。第一个反应器中主要进行原料油的精制，第二个反应器中主要进行加氢裂化反应，形成独立的两段流程体系。流程如图2.8所示。图2.8 两段加氢裂化工艺原理流程 原料经高压油泵升压并与循环氢及新氢混合后首先与第一段生成油换热，经第一段加热炉加热至反应温度，进人第一段加氢反应器，在高活性加氢催化剂上进行脱硫、脱氮反应，原料中的微量金属也同时被脱除，反应生成物经换热、冷却后进人第一段高压分离器，分出循环氢。生成油进人汽提塔，脱去3和珑S后作为第二段进料。在汽提塔中用氢气吹掉溶解气、氨和硫化氢。第二段进料与循环氢混合后进人第二段加热炉，加热至反应温度，在装有高酸性催化剂的第二段加氢反应器内进行加氢、裂解和异构化等反应。反应生成物经换热、冷却、分离，分出循环氢和溶解气后送至稳定分馏系统。第四节 加氢精制4.1加氢精制的基本原理 加氢精制过程中的主要化学反应是加氢脱硫、加氢脱氮、加氢脱氧、烯烃的加氢饱和以及加氢脱金属等。 (1)含硫、含氮、含氧等非烃化合物与氢发生氢解反应，分别生成相应的烃和硫化氢、氨和水，很容易从油品中除去。这些氢解反应都是放热反应，但这几种非烃化合物的反应能力是不同的，其中含硫化合物的加氢分解能力为最大，含氮化合物的为最小，含氧化合物的居中，要达到相同的脱硫率和脱氮率，则脱氮所要求的精制条件比脱硫要苛刻得多。例如： (2)在各类烃中，烷烃和环烷烃很少发生反应，而大部分的烯烃与氢反应生成烷烃。 (3)几乎所有的金属有机化合物在加氢精制条件下都被加氢和分解，生成的金属沉积在催化剂表面上，会造成催化剂的活性下降，并导致床层压降升高。所以加氢精制催化剂要周期性地进行更换。 由此可见，加氢精制产品的特点:质量好，包括安定性好、无腐蚀性，以及液体收率高等，都是由加氢精制反应所决定的。 加氢精制的工艺过程多种多样，按加工原料的轻重和目的产品的不同，可分为汽油、煤油、柴油和润滑油等馏分油的加氢精制，其中包括直馏馏分和二次加工产物，此外，还有渣油的加氢脱硫。4.2 工艺流程加氢精制的工艺流程虽因原料不同和加工目的不同而有所区别，但其化学反应的基本原理是相同的。如图2.9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。图2.9加氢精制工艺流程1.反应系统 原料油与新氢、循环氢混合，并与反应产物换热后，以气液混相状态进人加热炉(这种方式称炉前混氢，也有在加热炉后混氢的，称为炉后混氢)，加热至反应温度进人反应器。反应器进料可以是气相(精制汽油时)，也可以是气液混相(精制柴油或比柴油更重的油品时)。反应器内的催化剂一般是分层填装，以利于注冷氢来控制反应温度(加氢精制是放热反应)。循环氢与油料混合物通过每段催化剂床层进行加氢反应。 加氢精制反应器可以是一个，也可以是两个。前者叫一段加氢法，后者叫两段加氢法。两段加氢法适用于某些直馏煤油的精制，以生产高密度喷气燃料。此时第一段主要是加氢精制，第二段是芳烃加氢饱和。2.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。 3.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，流程如下图所示，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。如图2.10是循环氢脱H2S工艺流程。为了保证循环氢中氢的浓度，用新氢压缩机不断往系统内补充新鲜氢气。图2.10循环氢脱H2S工艺流程第五节 润滑油基础油装置（炼油三厂）常减压装置，减二线 减三线用于制润滑油。该装置属于燃料-润滑油型的炼厂。5.1燃料一润滑油型这种类型的原油常减压蒸馏工艺流程如图2.11所示，其流程特点如下:(1)常压系统在原油和产品要求方面与燃料型相同时，其流程亦相同。(2)减压系统流程较燃料型复杂。减压塔要出各种润滑油馏分，其分馏效果的优劣直接影响到后面的加工过程和润滑油产品的质量，所以各侧线馏分馏程要窄，塔的分馏精确度要求较高。为此，减压塔一般是采用板式塔或塔板-填料混合式减压塔，塔板数较燃料型多，侧线一般是45个，而且有侧线汽提塔以满足对润滑油馏分闪点的要求，并改善各馏分的馏程范围。(3)控制减压炉出口最高油温不大于395，以免油料因局部过热而裂解，进而影响润滑油质量。(4)减压蒸馏系统一般采用在减压炉管和减压塔底注人水蒸气的操作工艺。注入水蒸气的目的在于改善炉管内油的流动情况，避免油料因局部过热裂解;降低减压塔内油气分压，提高减压馏分油的拔出率。图2.11原油常减压蒸馏工艺流程(燃料一润滑油型)5.2糠醛精制工艺流程 如图2.12是糠醛精制的工艺原理流程。整个流程主要分为三部分:抽提;提余液及提取液中的溶剂回收;糠醛一水溶液的处理。1.抽提部分原料油经换热后从抽提塔的下部进入，循环溶剂糠醛则从塔的上部进人，两者在塔内进行逆流连续抽提。抽提塔一般在约0.5MPa压力下操作，使提余液和提取液自动流入溶剂回收系统。在有些装置，抽提塔的下部设有抽出油循环，有的还在塔的中部使用中间冷却。2.提余液和提取液中溶剂的回收 一般情况下，提余液中的溶剂量较少，而提取液中的溶剂量约占总溶剂回收量的90。在溶剂的蒸发回收过程中多采用多效蒸发方法以减少能耗。从抽提塔上部流出的提余液经换热及加热炉加热至约220后进入提余液汽提塔进行闪蒸和汽提，脱去溶剂后的提余油从塔底抽出送出装置。塔顶的糠醛蒸气与水蒸气经冷凝冷却后进人糠醛一水分层罐。提取液从抽提塔底流出，与由高压蒸发塔来的糠醛蒸气换热后进人低压蒸发塔进行第一次蒸发，然后经加热炉加热后进人高压蒸发塔进行第二次蒸发。低压蒸发塔的操作压力稍高于常压，高压蒸发塔的操作压力约为0.25MPa(绝。提取液中的溶剂约有3545%是在低压蒸发塔脱除，其余的溶剂则在高压蒸发塔脱除。从高压蒸发塔塔底出来的提取液中还含有少量溶剂，因此还须经汽提除去。脱除溶剂后的提取油从汽提塔塔底抽出送出装置。提余液汽提塔和提取液汽提塔都是在减压下操作，压力约为13Kpa。图2.12糠醛精制工艺原理流程3.糠醛一水溶液的处理 糠醛与水部分互溶，而且能生成共沸物，因此不能用简单的沉降分离或精馏方法来处理。工业上一般用双塔流程来回收糠醛水溶液中的糠醛。图13-27示出了双塔回收流程及其原理。 从气液平衡关系图2.13中可以看出，有含糠醛35(质)的共沸物存在。含糠醛小于35的混合物进行蒸馏时可以分成水和共沸物，而大于35%时则可以分成共沸物和糠醛。用简单的蒸馏方法是不能将共沸物分开的。从溶解度图中可以看出含糠醛35%的共沸物冷凝后冷却到接近常温时就会分成两相。例如冷到40时就分成一相为含糠醛约6.5%的水溶液，另一相为含糠醛93以上的糠醛液，这两相又可以分别送回精馏塔进行精馏，分出水和糠醛。图中的虚线和箭头表示这个分离过程。具体的工业流程如下:由汽提塔来的水蒸气和糠醛蒸气经冷凝冷却后进人分层罐。上层含水多，称水液，送人水溶液脱糠醛塔，糠醛以共沸物的组成从塔顶分出，冷凝后回到分层罐又分成两层。水从塔底排出。分层罐的下层主要是糠醛，送入糠醛脱水塔，水以共沸物组成从塔顶蒸出，冷凝后进人分层罐。塔底得到含水小于0.5%的干糠醛，可以循环回抽提塔使用。图2.13 糠醛润滑油体系的平衡关系图5.3溶剂脱蜡工艺流程溶剂脱蜡过程包括以下各系统: 结晶系统:它的作用是将原料油和溶剂混合后的溶液冷到所需的温度，使蜡从溶剂中结晶出来，并供给必要的结晶时间，使蜡形成便于过滤的状态。冷冻系统:它的作用是制冷，取出结晶时放出的热量。 右图2.14是结晶系统的原理流程。 原料油先经蒸汽加热(热处理)，目的是使原来的结晶全部熔化，再在控制的有利的条件下重新结晶。对残渣油原料，通常是在热处理前加人一次溶剂稀释，对馏分油原料则可以直接在第一台结晶器的中部 图2.14 溶剂脱蜡过程原理流程注人溶剂稀释，称为“冷点稀释”。通常在前面的结晶器用滤液作冷源以回收滤液的冷量，后面的结晶器则用氨冷。原料油在进人氨冷结晶器之前先与二次稀释溶剂混 去滤机进料罐。三次稀释溶剂是经过冷却的由蜡系统回收的湿溶剂。由于湿溶剂含水，在冷冻时会在传热表面结冰，因此在冷却时也利用结晶器。若使用普通的管壳式换热器则需要用几台切换使用。氨冷结晶器的温度通过控制液氨罐的压力来调节。在大型的溶剂脱蜡装置，需使用多台结晶器，为了减小压降，这些结晶器采用多路并联。酮苯脱蜡过程的结晶器一般都用套管式结晶器。它是由直径不同的两根同心管组成。通常外壳直径为2Omm，内壳直径为ISUmrn。原料油从内管通过，冷冻剂走夹层空间。内管中心有贯通全管的旋转钢轴，轴上装有刮刀来刮掉结在冷却表面上的蜡。一般每根套管长13m, 若干根组成一组，例如有16根、2根、10根等几种。的停留时间以便使混合物的冷却速度不致太快。原料油和溶剂在套管结晶器内有一定有可供实用的准确的传热计算公式由于油一蜡一溶剂混合物是个复杂体系.没有准确的传热计算公式，工业设计中一般都采用经验的总包传热系数，其值大体上是4152W/(时)仁3545kca1/(时)。设计时，在计算出传热面积之后还应核算在套管内的冷却速度是否在允许范围之内。套管结晶器的结构对结晶过程的进一步改进有一定的局限性。在套管结晶器内，析出蜡晶是从内管的冷内壁处局部开始的，因而油料溶液中的蜡组分不能按熔点的高低顺序均匀地扩散到已有的蜡晶表面使蜡晶均匀生长。刮刀与套管内壁上的蜡晶相互碰撞还会助长蜡晶破碎和新晶核的生成，使蜡晶粒度更不匀。此外，套管结晶器的传热系数较低，需要大的传热面积，造价较高，维修保养费用也高。过滤系统:它的作用是将已冷却好的溶液通过此系统将油和蜡分开。 过滤系统的主要功能是通过过滤使蜡与油进行分离。过滤系统的主要设备是过滤机。从结晶系统来的低温的油一蜡一溶剂混合物进人高架的滤机进料罐后，自流入并联的各台过滤机的底部。滤机装有自动控制仪表控制进料速度。图2.15是鼓式真空过滤机的示意图。过滤机的主要部分是装在壳内的转鼓，转鼓蒙以滤布，部分浸没于冷冻好的原料油溶剂混合物中(浸没深度约为滤鼓直径的1 /3左右)。滤鼓分成许多格子，每格都有管道通到中心轴部。轴与分配头紧贴，但分配头不转动。当某一格子转到浸人混合物时，该格与分配头吸出滤液部分接通，于是以残图2.15 鼓式真空过滤机示意图 200400mmHg的真空度将滤液吸出。蜡饼留在滤布上，经受冷洗，当到刮刀部分时接通惰性气反吹，滤饼即落入输蜡器，用螺旋搅刀送到滤机的一端落入下面的蜡罐。我国目前通用的滤机每台有50m2过滤面积。滤机的抽滤和反吹都用情性气体循环。滤机壳内维持13kPa(表压)以防空气漏人。惰性气体中含氧量达到5%时应立即排空换气，以保证安全。反吹压力一般为0.030.045MPa(表压)。 过滤后的蜡饼经冷洗后落人蜡罐，然后送去溶剂回收系统。冷洗液中含油量很少，经中间罐后可作稀释溶剂，这样可以减小溶剂回收系统的负荷。滤液被送回结晶系统进行换冷后进入溶剂回收系统。过滤机在操作一段时间后，滤布就会被细小的蜡结晶或冰堵塞，需要停止进料，待过滤机中的原料和溶剂混合物滤空后，用4060的热溶剂冲洗滤布，此操作称为温洗。温洗可以改善过滤速度，又可减少蜡中带油，但温洗次数多及每次温洗时间长则占用过多的有效生产时间。溶剂回收系统:它的作用是把蜡和油中的溶剂分离出来，包括从蜡、油和水回收溶剂。由过滤系统出来的滤液(油和溶剂)和蜡液(蜡和溶剂)进人溶剂回收系统回收其中的溶剂。图2.16是溶剂回收系统的工艺原理流程。图2.16 溶剂回收系统工艺原理流程 在此流程中，滤液和蜡液是分别进行溶剂回收的。回收的方法都是采用蒸发一汽提方法。在溶剂蒸发部分都是依次进行低压蒸发、高压蒸发，然后又进行低压蒸发。高压蒸发塔的操作压力和温度分别为0.30.35MPa及180 210，低压蒸发塔在稍高于常压下操作，蒸发温度为90 100。为了减小能耗，蒸发过程都采用多效蒸发方式。由汽提塔底得到的脱蜡油和蜡中含溶剂量一般可低于0.1。由滤液蒸发塔出来的溶剂蒸汽经冷凝后进入溶剂罐，可作为循环溶剂使用。由蜡液蒸发塔出来的气体含有水分，经冷凝后进入溶剂分水罐。两个汽提塔顶出来的气体经冷凝后都进人溶剂分水罐。在分水罐内，上层为含水约34的湿溶剂，下层为含溶剂(主要是酮)约10%的水。由于甲基乙基酮（丁酮）与水会形成共沸物，因此溶剂与水的分离可以采用双塔分溜方法，最后得到基本上不含溶剂的水和含水低于0.5%的溶剂。安全气系统:它的作用是为了防爆，在过滤系统中及溶剂罐用安全气封闭。5.4白土精制装置有些油品经过酸碱精制、溶剂精制后还残留有胶质、沥青质、环烷酸、磺酸盐、硫酸酯、酸碱渣及抽提溶剂，这些杂质均为极性物质，很容易被活性白土吸附而除掉。硫酸也把油品中影响色度的物质以及光安定性很差的物质除掉，以保证油品色度良好。就是用活性白土在一定温度下处理油料，降低油品颜色及安定性。在此同时自土精制的残炭值及酸值(或酸度)，改着油品的白土是一种结晶或无定型物质，它具有许多微孔，形成很大的表面积。白土有天然的和活化的两种。天然白土就是风化的长石。活性白土是将白土用815%的稀硫酸活化、水洗、干燥、粉碎而得。它的比表面可达450m2/g，其活性比天然白土大410倍;所以工业上多采用活性白土。在白土精制条件下，白土对胶质和沥青质有很好的吸附作用，胶质和沥青质的分子量越大，越易被吸附。氧化物和硫酸醋也容易被吸附。在烃类中，吸附顺序是:芳香烃环烷烃烷烃。图2.17为白土精制流程图。图2.17 白土精制工艺流程图原料油经加热后进人混合器与白土混合约2030min,然后用泵送人加热炉。加热温度至270280。加热以后进人蒸发塔，塔顶有抽真空设备，一般用喷射泵抽真空。从蒸发塔顶蒸出在加热炉中裂化产生的轻组分和残余溶剂，然后进人中间罐。从中间罐先打人史式过滤机，滤掉绝大部分白土。但是这种滤机较粗，有些细小颗粒仍能透过，所以需通过板框式过滤机再过滤一次，以保证产品无固体颗粒存在。第三章 化工产的生产实习第一节 乙烯装置（化工一厂） 乙烯生产技术是石油化工的核心技术，乙烯装置是石油化工的核心装置。乙烯的技术水平、产量、规模标志着一个国家石油化学工业发展水平。乙烯装置生产的三烯-乙烯、丙烯、丁二烯。燕山石化化工一厂主要从事乙烯及其相关产品的生产，现年产乙烯71万吨和8万吨的乙二醇，其设备及产品的产量都处于全国领先地位。化工一厂的乙烯装置的主要原料为二蒸馏的石脑油，加氢装置的加氢尾油以及轻烃（主要组成为C2，C3），原料经过高温裂解，急冷，压缩，分离等工艺过程，生产高纯的乙烯，丙烯等产品，同时为下游的制苯和橡胶的生产提供原材料。如图3.1为制乙烯的工艺流程图：图3.1 化工一厂制乙烯流程图(1)原料预热 轻烃来自全压力罐区轻烃缓冲罐的轻烃加热到60，送到闪蒸罐10-V-2531。罐底部的液相混合到新鲜的石脑油管线。罐顶部的气相经压控阀并入到气相进料管线。 石脑油新鲜的石脑油来自界区外的石脑油罐，与循环回的加氢碳五混合后，经急冷水预热加热到43，与来自轻烃闪蒸罐10-V-2531的重组分混合后，经换热器10-E-2512进一步加热到80送到炉区。加氢尾油新鲜的加氢尾油原料来自界区外的加氢尾油罐，界区温度70,压力1.1Mpa。在尾油预热器10-E-2515预热到80后送到加氢尾油炉。(2) 裂解裂解炉采用“双辐射段”即通过采用两个辐射室共用一个对流段（双炉膛）来容纳双倍数量的炉管。本项目采用的Pyrcrack 1-1型炉管，具有高选择性，给定原料下乙烯收率更高；压降小；操作周期长等特点。使用文丘里分配器，使所有的辐射段流速一致，最终每根炉管有相同的停留时间。线性急冷换热器（LQE）的设计使其不受焦粒的冲刷，避免结焦。保证长周期运行，最大限度减少检修工作。对流段设计，使其适应原料的多样性，加氢尾油为达到相应的气化率和流动形式，采用特殊设计。利用对流段回收的废热，产生最大限度的过热超高压蒸汽，对于加氢尾油炉，采用专有的混合注汽喷嘴设计，避免结焦 原料在对流段预热，气化、与稀释蒸汽混合，经横跨段分配至辐射段。所有的平行进口管线连接到一对进料总管，通过文丘里喷嘴（Laval）重新分配进到辐射段炉管。这种对流段物料出来和再分配使进入辐射段使各流股达到相同的温度和压力,使得所有流股的流速相同、停留时间相同。进入辐射段后，通过控制辐射段的反应温度，即底部和侧壁烧嘴输出的热量，来控制裂解反应深度。裂解炉的热效率与排烟温度密切相关，通过回收烟道气热量，加热原料、超高压蒸汽和锅炉给水，提高热效率。对流段由几组平行布置的炉管构成，按照一定顺序合理布置不同管束，达到最大的热回收，使裂解炉高效稳定长周期运行。图3.2 裂解装置的示意图(3)急冷 1)油洗 来自裂解炉急冷器200到250的裂解气进入油洗塔（10-C-2701），通过和急冷油逆流接触进一步冷却，并最大地实现热量回收。回收的热量被用于发生稀释蒸汽和其他加热器。塔上部精馏段用水洗塔（10-C-2801）底部循环回来的裂解汽油作为回流。急冷油塔底210的急冷油通过急冷油泵（10-P-2771 A-C/S）送至急冷油旋风分离过滤器10-V-2732A-E分离出焦粒然后分成两部分，一部分作为裂解燃料油产品经冷却后送出界区；另一部分与中油混合作为热源送至稀释蒸汽发生器2号再沸器10-E-3012A-L。冷却后的急冷油一部分送油洗塔的下部，另一部分送到裂解炉急冷器，直接急冷裂解气。为了调节急冷油塔中急冷油的粘度，一部中油送至裂解燃料油汽提塔10-C-2702用中压蒸汽进行汽提。汽提出的轻组分返回急冷油塔；汽提后的塔底裂解柴油一部分作为裂解柴油产品送出，另一部分作为汽提塔的回流。2)水洗 水洗塔10-C-2801通过大量循环急冷水，进一步将裂解气冷却至环境温度，同时重汽油和稀释蒸汽也被冷凝。净化和冷却后的38左右的裂解气由塔顶送往压缩单元。83的循环急冷水从水洗塔底采出，用泵送往多个低温热量回收用户。并在返回塔前在板式换热器10-E-2811A-F和10-E-2812A/B中最终冷却，返回塔的顶部和中部。在急冷水泵10-P-2871A/B入口，注入碱液严格控制急冷水的PH值，以防止急冷水乳化。另外从水洗塔下部抽出的水和汽油通过油水分离，分离出的工艺水经过工艺水聚结器后，送往稀释蒸汽系统；分离出的裂解汽油，一部分送往油洗塔10-C-2701作回流，另一部分作为抽提汽油到汽油废碱分离罐10-V-3532；其余部分直接去汽油加氢单元。(4)裂解气压缩 压缩机为五段离心压缩机。裂解气由入口压力约0.13MPaA压至出口压力约3.8MPaA。每段压缩后，裂解气分别由段间冷却器10-E-311110-E-3115冷却。裂解气中的水和重组分在这些冷却器中冷凝。少量的锅炉给水被注入到裂解气压缩机缸内。同时，碳九馏分作为压缩机的洗油。以降低压缩过程的温度，防止聚合。酸性气体脱除在裂解气压缩机四段和五段之间进行(5)预冷和干燥 来自裂解气压缩机的裂解气经冷分离产品（氢气、甲烷）和丙烯冷剂逐级冷却至所需的温度。进入分离罐中，裂解气经气液分离后进入裂解气干燥器10-D-3741A/S，在干燥器中水的含量降低至所需的露点。干燥后的裂解气通过循环乙烷、冷甲烷和氢气馏分、丙烯冷剂冷却至约-17。经分离罐10-V-3733进行气/液分离后，液体馏分在10-E-3713中部分蒸发，进入脱乙烷塔10-C-3802的下部。(6)脱乙烷 脱乙烷为不同压力下的双塔系统。来自10-V-3733含有碳三的轻组份进入高压碳三吸收塔10-C-3801 (3.7MPaA) ，碳三留在10-C-3801塔底液相中，然后送入脱乙烷塔上段。不含碳三以上的轻组份从10-C-3801塔顶送去碳二加氢。脱乙烷塔10-C-3802在较低的压力下操作（约2.6MPaA）。它以干燥器10-D-3742的凝液为进料。10-C-3802塔顶气体经冷凝后送至-52的脱乙烷塔回流罐10-V-3831。塔底产品被送至脱丙烷塔作进一步的分离。图3.3 脱乙烷工艺流程图(7) 碳二加氢 来自碳三吸收塔10-C-3801顶的碳二及碳二以下轻组份在碳二加氢反应器中将乙炔转化为乙烯和乙烷。由于氢气还没有从中分离出来，所以不用另外补充氢气（前加氢）。乙炔加氢反应在等温管式反应器中进行。反应器的管中填充钯系催化剂。反应器中发生如下的放热反应： C2H2 + H2 = C2H4 (1) C2H2 + 2 H2 = C2H6 (2) C2H4 + H2 = C2H6 (3)当反应器在等温条件下操作时，飞温工况几乎不可能发生。不含乙炔的裂解气从反应器的底部出来，在进入低温部分前，先进入保护干燥器10-D-3941除去残余的水，以确保低温部分的长期运行。(8)冷分离 低温段 在低温段，碳二及轻组分经过逐级冷凝，所有的乙烯、乙烷和几乎所有的甲烷被冷凝，剩下的气体是富氢气。低温部分收集的凝液送入脱甲烷塔10-C-4101。气体流股分离出的凝液直接送到脱甲烷塔10-C-4101。自10-V-4032的裂解气冷凝到-110，压力为3.326 MPaG。从脱甲烷塔10-C-4101的顶部采出的液态产品作为碳二吸收塔10-C-4001的回流。10-C-4001的塔底产品进入脱甲烷塔10-C-4101; 塔顶气相组份包括甲烷、氢气和痕量CO，在氢气分离罐10-V-4033中的气相流股中包含95mol的氢气。脱甲烷塔顶气体加热后送到燃料气系统和再生气系统。从10-V-4033的顶部得到氢气流股，进入CO甲烷化单元。(9) 脱甲烷 10-V-4032的凝液和10-C-4001的塔底物流送至脱甲烷塔10-C-4101，脱甲烷塔塔顶组分包括甲烷、CO、氢气，塔底的C2组分送入乙烯精馏塔10-C-4301。(10)乙烯精馏 乙烯精馏塔的操作基于热泵系统，即乙烯精馏塔塔顶气体在乙烯压缩机10-K-4401的三段压缩和返回塔作为回流之前进入乙烯塔再沸器10-E-4311中液化。气体在乙烯压缩机10-K-4401三段压缩后，加入到塔回流中。大部分流股进入乙烯塔再沸器10-E-4311中冷凝。冷凝的凝液被分成两股，大部分流股循环到乙烯精馏塔作为回流，剩下的流股送到乙烯收集罐10-V-4431。乙烯精馏塔10-C-4301的塔底乙烷流股被蒸发和加热后循环回裂解炉。(11)乙烯制冷系统 乙烯制冷系统是开环循环系统。为乙烯精馏塔提供回流、为低温部分和脱甲烷塔提供乙烯冷剂和提供界区条件下气态和液态乙烯产品。乙烯制冷系统提供三个制冷级别的乙烯冷剂：-101，-80，-57。乙烯气在五级离心压缩机10-K-4401中压缩。所需要的-80和-101的液态乙烯来自乙烯收集罐10-V-4431。从用户返回的蒸发的低压乙烯在乙烯过冷器10-E-4412中加热后返回到乙烯压缩机10-K-4401的一段，中压乙烯在10-E-4312中过热后返回乙烯压缩机的二段。气态乙烯在压缩机4段中进一步压缩到3.812MPaG之后冷却到35。一部分乙烯被送往界区作为3.706MPaG的气相乙烯产品，剩下的部分在压缩机5段中继续压缩到5.406MPaG，用冷却水冷却到35后，被送往界区作为5.206 MPaG的高压气相乙烯产品。正常操作时作为气相产品送出界区；如果气相产品不能全部送出界区，不能送出的部分乙烯产品液化后作为液相产品送到界区外的罐区。如果由于事故原因乙烯装置停车出事故或者减负荷操作，从罐区来的液态乙烯在乙烯汽化器10-E4422中汽化后作为气相乙烯的产品。(12) 丙烯制冷系统 丙烯制冷系统提供冷却水和乙烯冷剂之间的中间级的冷剂。丙烯制冷系统提供下列三个制冷级别的丙烯冷剂：-38，-19，+10。丙烯气体在三段压缩机10-K-4601中压缩。离开压缩机三段被压缩的丙烯用冷却水冷却后，液态丙烯送往丙烯收集罐10-V-4634。液化的丙烯膨胀到高压丙烯冷剂的压力提供给用户大约10的丙烯冷剂。(14) 热分离 1) 脱丙烷 来自脱乙烷塔10-C-3802塔底的碳三及重组分进入脱丙烷塔10-C-5101。塔顶气相被冷凝后，一部分回流，其余部分送碳三加氢系统。脱丙烷塔塔底的碳四及重组分（约为80）送往碳四/碳五分离系统。2) 碳三加氢 脱丙烷塔塔顶物料送往碳三加氢系统，使物料中的甲基乙炔和丙二烯转化为丙烯和丙烷。碳三物料进入碳三加氢反应器10-R-5201 A/S。加氢反应在固定床反应器系统中进行。加氢后的碳三物料送入丙烯汽提塔10-C-5401。丙烯汽提塔用于除去加氢后的碳三组分中溶解的氢气和甲烷。塔底出料送至丙烯精馏塔3)丙烯精馏 丙烯与丙烷在丙烯精馏塔10-C-5501 A/B中进行分离。丙烯精馏塔采用双塔系统，并联操作。聚合级丙烯产品从塔顶排出。塔底排出馏份为循环丙烷、痕量的MAPD和痕量的重组分。塔底丙烷返回裂解炉作裂解原料。4）脱丁烷 由碳四及重组分组成的脱丙烷塔釜液进入脱丁烷塔10-C-5701。脱丁烷塔塔顶气相被冷凝液化后，部分液体送回脱丁烷塔作为回流，其余作为混合碳四产品送出界区。第二节 苯酚丙酮装置（化工三厂） 2.1车间简介一套是年产20万吨的苯酚丙酮装置，这套装置是日本承建的；另一套是年产10万吨的苯酚丙酮装置，这套装置是70年代美国承建的。这一改造是在三厂东区苯酚丙酮装置废弃异构单元处新建一套年生产能力为26.5万吨的异丙苯单元，改造后新的异丙苯单元生产能力不仅能够满足该厂东、西区两套苯酚丙酮装置的生产需要，而且能耗降低20%以上，大大降低苯酚丙酮的生产成本原料与能耗生产苯酚的主要原料为苯和丙烯，这两种原料都是由北京燕化厂内部供应的，直接用管道输送至生产厂区。生产中需要的空气有空气压缩机直接获取。生产所需的能量由燕山石化锅炉厂提供，提供的是40公斤（370）的水蒸气。由北京燕华建安公司承担的燕山石化化工三厂苯酚丙酮装置异丙苯单元节能改造项目，这一改造是在三厂东区苯酚丙酮装置废弃异构单元处新建一套年生产能力为26.5万吨的异丙苯单元，改造后新的异丙苯单元生产能力不仅能够满足该厂东、西区两套苯酚丙酮装置的生产需要，而且能耗降低20%以上，大大降低苯酚丙酮的生产成本。产品本厂获得的主要产品是苯酚