学 院
专 业
姓 名
指 导 实 习
实 习
毕业实习报告 名 称 级） 号） 教 师 地 点 时 间 （班（学
目 录
1 中国石化安庆分公司概况.................................................................................................................... 1
1.1 安庆石化概况............................................................................................................................ 1
1.2 安庆石化发展历史 .................................................................................................................... 1
1.2.1 现状 ............................................................................................................................... 2
1.2.2 建厂 ............................................................................................................................... 2
1.2.3 发展 ............................................................................................................................... 2
2 实习各工段内容 ................................................................................................................................... 5
2.1 腈纶部 ....................................................................................................................................... 5
2.1.1 工艺原理........................................................................................................................ 5
2.1.2 工艺流程........................................................................................................................ 6
2.1.3 主要设备介绍 ................................................................................................................ 6
2.2 乙苯及苯乙烯工段 .................................................................................................................... 8
2.2.1 工艺原理........................................................................................................................ 8
2.2.1.1 乙苯 .................................................................................................................... 8 2.2.1.2 苯乙烯 ................................................................................................................ 8
2.2.1.3 工艺原理 .......................................................................................................... 10
2.2.2工艺流程....................................................................................................................... 12
2.2.2.1 乙苯 .................................................................................................................. 12
2.2.2.2 苯乙烯 .............................................................................................................. 15
2.2.3 主要设备介绍 .............................................................................................................. 20
2.3 延迟焦化工段.......................................................................................................................... 20
2.3.1 工艺原理...................................................................................................................... 20
2.3.2 工艺流程...................................................................................................................... 21
2.3.3 主要设备介绍 .............................................................................................................. 23
2.4 加氢工段 ................................................................................................................................. 24
2.4.1 工艺原理...................................................................................................................... 24
2.4.2 工艺流程...................................................................................................................... 24
2.4.3 主要设备介绍 .............................................................................................................. 25
2.5 催化裂解工段.......................................................................................................................... 26
2.5.1 工艺原理...................................................................................................................... 26 2.5.1.1 催化裂解 .......................................................................................................... 26
2.5.1.2 催化裂化与催化裂解的区别 .......................................................................... 27
2.5.2 工艺流程...................................................................................................................... 27
2.5.3 主要设备介绍 .............................................................................................................. 29
2.6 常减压蒸馏 ............................................................................................................................. 29
2.6.1 工艺原理...................................................................................................................... 29
2.6.2 工艺流程...................................................................................................................... 29
2.6.3 主要设备介绍 .............................................................................................................. 30
3 个人感受及改进意见.......................................................................................................................... 32
4 附录 ..................................................................................................................................................... 33
1、腈纶工段流程图........................................................................................................................ 33
2、乙苯-苯乙烯工段流程图 .......................................................................................................... 33
3、延迟焦化工段流程图 ................................................................................................................ 33
4、加氢工段流程图........................................................................................................................ 33
5、催化裂解工段流程图 ................................................................................................................ 33
6、常减压蒸馏工段流程图 ............................................................................................................ 33
1 中国石化安庆分公司概况
1.1 安庆石化概况 中国石油化工股份有限公司安庆分公司坐落在安徽省安庆市西北郊，地处长江下游的北岸，占地面积7平方公里。依托航空、长江黄金水道、京九铁路干线和高度发达的高速公路网，这里水、陆、空交通四通八达，便利的交通为安庆分公司的发展提供了有利的条件。
安庆分公司的前身为安徽炼油厂，1983年7月1日划归原中国石油化工总公司，改称中国石油化工总公司安庆石油化工总厂，后更名为中国石化安庆石油化工总厂，1998年11月又更名为中国石化集团安庆石油化工总厂。2000年2月28日，为了适应中国石化股份公司上市的需要，在中国石化集团公司的统一部署下，原安庆石化总厂正式重组为中国石化集团安庆石油化工总厂（存续部分）和中国石油化工股份有限公司安庆分公司（上市部分），并从2000年4月1日起正式分立运行。2007年7月18日将安庆石化总厂体制转换成中国石化集团资产经营管理有限公司安庆分公司。
安庆分公司目前拥有的主要生产装置及能力为：年加工原油550万吨/年的常减压装置、年加工能力140万吨/年的催化裂化装置、70万吨/年催化裂解装置、150万吨/年延迟焦化装置、160万吨/年加氢精制装置、22万吨/年催化重整装置、3万吨/年聚丙烯装置；日处理煤2000吨，每小时产出有效气（CO＋H2）14.2万m3的壳牌粉煤气化装置；33万吨/年的合成氨装置、58万吨/年的尿素装置；8万吨/年的丙烯腈装置、7万吨/年的腈纶装置等；拥有50万吨/年的化肥装船码头、20万吨/年的液态烃码头以及全长13公里的厂内铁路专用线和一个工业编组站。主要产品有以“双环”牌为主的化肥、油品系列，以“双铃”牌为主的化工系列和以“黄山”牌为主的腈纶系列等各类优质产品40余种，其中15种产品获省优、部优称号，部分产品出口美国、日本、法国、澳大利亚、越南、韩国等国家。2003年6月，“双环”和“黄山”两个品牌，被中国企业品牌推进委员会审定授予“中国著名品牌”称号。尤其2002年以来，安庆石化先后荣获了“全国守合同重信用企业”、“全国厂务公开民主管理先进单位”、“全国职业卫生示范企业” 、“安徽省文明单位”、“安徽省质量先进集体”、“安徽省十五发展创新工程先进集体单位”等称号。 随着化肥原料“油改煤”项目、6#燃煤锅炉的建成投用，10万吨/年乙苯－苯乙烯、13万吨/年丙烯腈扩建、220万吨/年蜡油加氢新建、“安庆—合肥”成品油管线等重点工程项目的相继启动和实施，以及预计投资100亿元的800万吨/年原油加工非乙烯炼化一体化项目的大力推进，企业将进一步“做特、做优、做大、做强”。面对新的形势，安庆分公司将按照中国石化总部的统一部署，以党的十七大精神为指导，全面贯彻科学发展观，走质量效益型和人与环境和谐发展的道路，延长产业链，增强竞争力，实现企业发展史上新一轮腾飞。
1.2 安庆石化发展历史
1.2.1 现状 近四十年来，在中国石化的直接领导下，在安徽省委、省政府及安庆市委、市政府的大力支持下，安庆石化励精图治，创新发展，走过了从无到有、不断壮大的发展历程，现已成为中国石化在沿江中上游炼化企业当中唯一一家集炼油、化肥、化纤、发电四位一体的特大型联合生产企业，固定资产总额超百亿元，年销售收入超200亿元，累计上缴国家和地方税金超过127亿元。
2009年6月24日，安庆石化800万吨/年炼化一体化油品质量升级改扩建项目经中国石化和安徽省联合会签上报国家发改委审批。这意味着安徽省政府和中国石化集团公司里程碑式的战略合作又掀开了新的一页，同时也意味着安庆石化在科学发展的道路上又迈出了一大步。
1.2.2 建厂 1970年9月，经毛主席、周总理亲自批准，中央决定在安徽省建造一座年加工原油250万吨的炼油厂，并相应配套生产部分化工产品。安徽省革委会经过多方论证，决定将这项工程放在安庆专区怀宁县山口镇，并列入1971年国家基本建设计划项目。由于当时国家正处在“备战备荒”的特殊时期，工程建设按照“靠山、隐蔽、分散”的原则，厂址选在离现在厂区20多公里外的怀宁县山口镇。从1970年下半年至1972年年底，工程在山区整整干了30个月，进展缓慢，用去投资2000多万元。后来因交通等问题，工程实在建不下去，才从山区迁出。
1973年3月，国家计委、建委、燃化部联合发文，把国家准备引进的十三套大化肥中的一套作为炼油配套工程，放在安庆建设，同时决定将厂址由原来的怀宁县山口镇内调整到安庆市“九里十八湾”地区。为早日实现投产，广大建设者在创业极为艰辛、物质极为匮乏的艰苦条件下，搬掉了7座山头，填平了30多口水塘，安装各种大型设备3800多台、仪表6000余个，铺设各种管线56万米，吊装各种塔器罐9l座，建筑大小码头7座。
1974年7月10日，安庆石化破土动工！
1975年2月6日，安徽省革委会决定将“安庆石油化工厂”改为“安庆石油化工总厂”。从破土动工到全部建成投产的4年零5个月时间里，安庆石化除建成炼油、化肥、热电、机修等主要生产厂外，还有油品中转站、可供数百万人口生活饮用的供水场、可停靠万吨巨轮的油港码头、污水处理场、总长310公里的各种工艺管线以及职工生活区、学校、医院等一批工程和生活设施也都相继建成！
1976年11月，第一轮原油驶进了安庆港。安庆石油化工总厂的投产，结束了安徽省没有石油化工的历史！1982年5月30日，安庆石油化工总厂通过国家验收，由试生产转为正式生产，正式加入了国家大型企业行列。
1.2.3 发展
为了使企业发展有后劲，安庆石化人再次吹响了“2348行动”的号角。历史不会忘记，1995年安庆石化创业史上风生水起、流光溢彩的“开工年”。2月，年加工量100万吨原油的炼油厂二套常减压装置一次投料试车成功；3月，当时世界最大的年加工量40万吨催化裂解联合装置一次
投料试车成功；4月，年产5万吨丙烯腈装置一次投料试车成功；8月，5万吨腈纶装置一次投料试车成功。从此，安庆石化集炼油、化肥、化纤、发电四位一体的大格局正式形成！
2000年2月，按照中国石化集团公司的统一部署，安庆石化总厂重组为上市和非上市两部分，并从当年4月1日正式分立运行。重组上市之初，装置规模小、盈利能力差、人员包袱重。为走出困境，安庆石化果断提出新时期的发展方向：“做精、做优、做特、做强，争当沿江中上游炼化企业排头兵”。与此同时，以前所未有的力度进行了大刀阔斧的战略性改革。
“这些年来，每每重温安庆石化进入新世纪的发展道路，我们始终坚持的最重要一条是，要按科学规律办事，越想加速发展，越要求真务实。”安庆石化总经理余夕志的语气异常坚决。 改革，实现发展的转型。早在1979年，安庆石化就及时引进了“承包责任制”。1982年，安庆石化打破了“原料等靠要，产品靠包销”的局面，率先探索出加工国贸价原油自主经营、自负盈亏的新路子。1984年，实行了厂长负责制。2003年，安庆石化在沿江企业率先实施扁平化管理，一举打破了延续近30年的“三级管理模式”；加快推进主辅分离改制分流、移交企业办社会职能等。截至2009年初，企业在岗职工总数从“十五”初12778人减至5709人，机关定员由607人减至365人，在职处、科干由1068人精简到466人。通过深化改革，企业初步建立了适应市场竞争的体制机制。
创新，激发发展的活力。2006年，安庆石化通过对世界顶尖的煤化工技术———壳牌粉煤气化技术的消化吸收、自主创新，对化肥原料实施“油改煤”改造。此工程的建成投产，被誉为“中国石化应用煤气化技术的一座里程碑”。安庆石化参与开发的DMMC-1新一代催化裂解催化剂工业应用项目，获得集团公司科技进步一等奖。近年来，安庆石化实施100万元以上的技改项目80余项，目前已拥有各类生产装置69套，年原油一次加工能力550万吨、二次综合加工能力500万吨，日处理煤炭能力2000吨，每小时制氧能力48200立方米（标）、发电能力20万千瓦时，并形成了以“双环”、“双铃”、“黄山”牌为主的油品、化工、化纤三大品牌系列产品40余种。 管理，刷新发展的模式。安庆石化努力打造传承和创新相结合的精细管理新模式，先后实施一体化管理、内控制度、全面预算等现代管理手段；建立以ERP为龙头的多层次信息控制体系；形成经营分析、生产优化、降本增效、专业技术攻关的“四个机制”……“三基”管理成绩斐然，在近年来总部“三基”工作表彰会上，安庆石化毫无逊色地与镇海、燕山、茂名这些大企业一起站在了领奖台上。装置运行实现了由“两年一修”到“三年一修”的跨越；“十一五”以来累计挖潜增效12.73亿元；各项经济技术指标大幅提升，与“十五”初相比，2008年炼油综合能耗下降25.51个单位，在同等规模企业中排名第一；丙烯腈综合能耗下降129.57个单位，处于国内先进水平；吨油利润、吨油完全费用在同等规模企业排名第一；炼油板块盈利能力进入亚太地区领先群组行列。
绿色，提升发展的理念。“企业发展决不能以牺牲资源和环境为代价，必须走资源节约型、环境友好型、科技创新型的新型工业化路子。”这是安庆石化人的共识，也是承诺！安庆石化先后投入资金10多亿元用于废水、废气、废渣等“三废”处理，实现了达标排放。与此同时，还积极优化、改进工艺，开展技术攻关与创新。硫磺、电煤干灰回收装置等环保设施的建设，变废为宝；炼油低温热改造工艺的实施，被誉为循环经济的典范。与“十五”初相比，安庆石化每年节能量达19万吨标准煤。作为安徽省最大的中央直属企业、唯一的石油化工企业，安庆石化先后为年产26万吨氰化钠的曙光集团公司、年产10万吨二氧化碳的凯美特公司、大观工业园
区等市属骨干企业的建设提供原料和技术支持，此举既延伸了产业链条，降低了生产成本，又合理利用了资源，从源头解决了环境污染问题。
和谐，营造发展的氛围。“推动企业发展、服务职工群众”，安庆石化党建工作始终坚持“体制上适应、机制上创新、方法上改进”的总体思路、“基础在一线、稳定在一线、保证在一线”的工作理念、“重在打基础，实践先进性，增强凝聚力”的工作准则，着力建设党建和思想政治工作“1153”工作体系，受到了国资委和中国石化集团公司党组的肯定，并被评为“全国厂务公开、民主管理先进单位”。安庆石化始终把建设优秀的企业文化作为重要载体，用新时期“凝心聚力、开拓创新、事争第一”的企业精神鼓舞广大职工，为企业发展注入强大动力。建立“职工大病医疗互助金”和“职工扶贫帮困金”，开展职工生日祝福、全员健康普检，规范化操作室建设……安庆石化和谐发展的脚步一刻也没有停歇过！安庆石化还积极参加爱心助学、对口扶贫、向灾区捐款等活动，先后共捐款近四百万元，努力营造社会的大和谐。
在加快发展的进程中，安庆石化勇担重任，以自己的实际行动忠实履行着国有大企业的经济责任、政治责任和社会责任，全面提升安全稳定、经济效益及和谐发展三大业绩。面对“十一五”以来的政策性亏损，安庆石化坚持讲政治、顾大局、守纪律，精心组织炼油装置高负荷生产，有力地保证了抗雪保运、抗震救灾期间周边成品油市场的稳定供应。“没有国家中部崛起的战略决策，没有中国石化与安徽省新里程碑般的战略合作，就没有安庆石化今天的好局面；而科学发展观的落实，犹如和风，给安庆石化带来了健康发展的春天。”安庆石化党委书记叶健宁深有感触地说。
后来，中国石化集团公司总经理苏树林亲临安徽省，代表中国石化与安徽省签署了《战略合作协议》，双方一致同意在安庆石化实施炼化一体化项目，形成800万吨/年炼油综合加工能力，提高成品油质量、调整产品结构、实现规模效益，并坚持石油化工和煤化工相结合，延伸产业链，走出一条具有安庆石化特色的炼化一体化道路。目前，国家发改委又将安庆石化的油品质量升级改扩建项目列入《石化产业调整和振兴规划》石化技术改造专项并开展项目前期工作。这为安庆石化新一轮的科学有效发展提供了重要机遇。近几年，安徽省大力实施东向发展战略，“泛长三角”区域经济的崛起，又将为安庆石化提供广阔的周边市场和高速增长的产品需求。 决胜在未来，增长看后劲。今年，安庆石化积极应对全球金融危机的挑战，科学组织生产经营，提出了确保全年挖潜增效3亿元、力争4亿元，关键指标处于总部炼化企业第一方阵的目标，力争实现安庆石化建厂35年来的最大盈利。同时，安庆石化正以800万吨/年炼化一体化项目为契机，通过建设13万吨/年丙烯腈、25万吨/年丁辛醇等化工装置，实现产业链有效延伸，有效整合区域的资源和市场优势，在皖西南形成以安庆石化为核心的石化产业集群。
在油品质量升级改扩建项目中，安庆石化还将按照“以新代老”的原则，采取前加氢等国际上先进技术，最大限度地解决环保欠帐和遗留问题，全面提高清洁生产水平。要确保项目建成后，炼油排水量由目前的250吨/小时减少到209吨/小时，吨油排水量由0.50吨减少到0.22吨；全厂二氧化硫排放量由9447吨/年减少到4950吨/年，用行动来实现企业的安全发展，清洁发展，全面协调可持续发展。
“大鹏一日同风起，扶摇直上九万里”。经历了35年创业历程的安庆石化，宏图绘就，大业在望。站在了一个新起点上，安庆石化人将循着科学发展的思路，乘着中部崛起的春风，迈开矫健的脚步，开始新的跨越。
2 实习各工段内容
2.1 腈纶部
2.1.1 工艺原理
丙烯腈是合成纤维，合成橡胶和合成树脂的重要单体。由丙烯腈制得聚丙烯腈纤维即腈纶，其性能极似羊毛，因此也叫合成羊毛。丙烯腈与丁二烯共聚可制得丁腈橡胶，具有良好的耐油性，耐寒性，耐磨性，和电绝缘性能，并且在大多数化学溶剂，阳光和热作用下，性能比较稳定。丙烯腈与丁二烯、苯乙烯共聚制得ABS树脂，具有质轻、耐寒、抗冲击性能较好等优点。丙烯腈水解可制得丙烯酰胺和丙烯酸及其酯类。它们是重要的有机化工原料，丙烯腈还可电解加氢偶联制得己二腈，由己二腈加氢又可制得己二胺，己二胺是尼龙66原料。可制造抗水剂和胶粘剂等，也用于其他有机合成和医药工业中，并用作谷类熏蒸剂等。此外，该品也是一种非质子型极性溶剂、作为油田泥浆助剂PAC142原料。由丙烯腈制得的腈纶纤维有人造羊毛之称。具有柔软、膨松、易染、色泽鲜艳、耐光、抗菌、不怕虫蛀等优点，根据不同的用途的要求可纯纺或与天然纤维混纺，其纺织品被广泛地用于服装、装饰、产业等领域。
腈纶的生产先由丙烯腈聚合制备原液，再进行过滤脱泡等进行纺丝，初生纤维还要经过冷牵伸、热牵伸和卷曲等工序处理才能切割打包得到产品。
聚丙烯腈共聚物的连续水相沉淀聚合生产工艺主要优点是可采用水溶性氧化-还原引发体系引发，使聚合在30～50℃之间甚至更低温度下进行，所得产物色泽较白；反应热容易移出，便于控制聚合温度，产物相对分子质量分布较窄；聚合速度快，粒子大小均一，聚合转化率比较高，聚合物含水率低，浆液易于处理，对纺丝溶剂-硫氰酸钠浓水溶液纯度的要求低于一步法，回收工序简单。
经一步法制得的纺丝原液含有未反应的单体、气泡和少量的机械杂质，必须加以去除。为保证纺丝原液的质量均一性，还必须进行混合，故纺丝原液的制备包括脱单体、混合、脱泡、调温和过滤等环节，才能制得符合工艺要求的纺丝原液。
在纺丝过程中将聚合工段送来的经脱泡、过滤后的纺丝原液经计量泵压入烛形过滤器至喷头，以5～10m/s的纺丝速度喷出纺丝细流，在凝固溶中凝固成形。初生的丝条再经预热溶进一步凝固脱水，并给予适当的拉伸后，於蒸汽加热下进行高倍率拉伸。拉伸后的纤维再经水洗、上油、干燥、热定型、卷曲等工序制得聚丙烯腈纤维。
2.1.2 工艺流程
图2-1 丙烯腈聚合工艺流程
图2-2 原液制备系统流程
图2-3 纺丝工艺流程
2.1.3 主要设备介绍
1,聚合反应釜及装置
图2-4 聚合流程图
聚合釜的条件：温度60±0.5C，pH=2.0-3.0，反应时间47-48min。
AN、VA、RM、CAT、BME、WDEA、MAS→进入反应釜﹙搅拌﹚→混合器←RW、NaOH
o
2,脱单塔
图2-5 脱单装置
脱单的目的：增加接触面积，延长物料的停留时间。
2％聚丙烯腈→脱单塔→部分冷凝器→真空冷凝器→分层器→单体吸收槽→回收单体 。 塔底通入蒸汽，二楼进料。
脱单塔含有填料，填料的作用∶则加接触面积，延长停留时间。
3,水洗装置：
图2-6 水洗装置
20％PAN→水洗工料罐→转筒分离机→浆化槽→ 储料罐→匀浆泵→原液
目的：去掉无机盐、单体等。
4,脱水浆化装置
图2-7 脱水浆化装置
加入56%、60C的NaSCN和NaHSO3，消耗氧气，加入TBP，除去泡沫。 o
2.2 乙苯及苯乙烯工段
2.2.1 工艺原理
2.2.1.1 乙苯
乙苯（ethylbenzene）一种芳烃，存在于煤焦油和某些柴油中。易燃，其蒸气与空气可形成爆炸性混合物。遇明火、高热或与氧化剂接触，有引起燃烧爆炸的危险。它是一个芳香族的有机化合物，主要用于生产苯乙烯，进而生产苯乙烯均聚物以及以苯乙烯为主要成分的共聚物（ABS，AS等）。乙苯少量用于有机合成工业，例如生产苯乙酮、乙基蒽醌、对硝基苯乙酮、甲基苯基甲酮等中间体。在医药上用作合霉素和氯霉素的中间体。也用于香料。此外，还可作溶剂使用。 本品对皮肤、粘膜有较强刺激性，高浓度有麻醉作用。急性中毒：轻度中毒有头晕、头痛、恶心、呕吐、步态蹒跚、轻度意识障碍及眼和上呼吸道刺激症状。重者发生昏迷、抽搐、血压下降及呼吸循环衰竭。可有肝损害。直接吸入本品液体可致化学性肺炎和肺水肿。慢性影响：眼及上呼吸道刺激症状、神经衰弱综合征。皮肤出现粘糙、皲裂、脱皮。使用时应当注意防患。
2.2.1.2 苯乙烯
苯乙烯也是芳烃的一种。分子式C8H8，结构简式C6H5CH=CH2存在于苏合香脂（一种天然香料）中。无色、有特殊香气的油状液体。熔点－30.6℃，沸点145.2℃，相对密度0.9060(20/4℃)，折光率1.5469，黏度0.762 cP（68°F）。不溶于水(
1，4-二(乙烯基)苯的共聚物。苯乙烯还可以发生烯烃所特有的加成反应。在工业上，苯乙烯可由乙苯催化去氢制得。实验室可以用加热肉桂酸的办法得到。
表2-1 乙苯物性参数
上游原料:苯、苯、乙烯。下游产品:β-苯乙醇、氧化苯乙烯、丙烯酸树脂、丙烯酸树脂乳液、丙烯酸改性树脂、热塑性丙烯酸树脂、纯丙乳液、甲基丙烯酸甲酯-苯乙烯共聚物(372型)、甲基丙烯酸-苯乙烯共聚树脂、甲基丙烯酸甲酯-丁二烯-苯乙烯共聚物、甲基丙烯酸甲酯-丙烯腈-苯乙烯共聚物(MAS-711)、苯乙烯-甲基丙烯酸甲酯共聚模。
表2-2 苯乙烯物性参数
健康危害：对眼和上呼吸道粘膜有刺激和麻醉作用。急性中毒：高浓度时，立即引起眼及上呼吸道粘膜的刺激，出现眼痛、流泪、流涕、喷嚏、咽痛、咳嗽等，继之头痛、头晕、恶心、呕吐、全身乏力等；严重者可有眩晕、步态蹒跚。眼部受苯乙烯液体污染时，可致灼伤。慢性影响：常见神经衰弱综合征，有头痛、乏力、恶心、食欲减退、腹胀、忧郁、健忘、指颤等。对呼吸道有刺激作用，长期接触有时引起阻塞性肺部病变。皮肤粗糙、皲裂和增厚。
2.2.1.3 工艺原理
1，乙苯
（1）催化干气预处理部分
乙苯烃化催化剂最怕碱性物质，会造成催化剂失活。而催化干气多采用乙醇胺等碱性物质脱硫技术脱除硫化氢，因此为了防止碱性物质进入烃化反应系统，催化干气首先要经过水洗。干气中的丙烯会与苯生成丙苯，同时会增加甲苯的生成量，造成苯耗上升增加产品成本，所以需要通过吸收的办法尽可能降低干气中丙烯的含量。
（2）烃化及反烃化部分
C2H4 + C6H6 = C6H5C2H5
在沸石催化剂上存在Lewis酸中心，可以吸附干气中的乙烯分子，生成正碳离子L-CH2CH2+，再与苯进行加成反应生成乙苯。这一反应是可逆反应，但是在反应条件下，正向反应(烃化)比逆反应(反烃化)更有利。烃化反应是放热反应。反应热△H=-106.2KJ/ mol。
在反烃化反应器中，在沸石催化剂上同样存在Lewis酸中心，吸附多乙苯分子生成正碳离子，发生烷基转移反应生成乙苯，并达到稳态浓度。
（3）分离部分
自反应部分来的烃化产物是苯、乙苯、多乙苯、丙苯、非芳等组成的混合物。尾气吸收塔用多乙苯作为吸收剂吸收掉烃化尾气中的重组分，轻组分送出装置。吸收塔底的重组分与反烃化产物进入循环苯塔，将其中的苯回收，返回到烃化反应器和反烃化反应器。非芳塔的作用是从循环苯中的脱除轻非芳烃和低沸点化合物，以防积累，同时回收不凝气中的苯，降低苯耗。乙苯精馏塔的主要任务就是使乙苯产品达到苯乙烯装置所要求的工艺指标，乙苯产品的质量将决定苯乙烯的质量，特别是其中二乙苯的含量不能超过10ppm（wt），以防止在苯乙烯单元中形成难溶的聚合物。为了减少苯乙烯中α－甲基苯乙烯的含量，设置丙苯塔，以脱除丙苯的同系物。多乙苯塔将反应产物中的二乙苯、三乙苯回收，送到反烃化反应器，与苯反应生成乙苯。为了充分地回收热量，在循环苯塔、乙苯精馏塔、丙苯塔顶设置蒸汽发生器，产生0.21MPa蒸汽。
（4）载热部分
热载体即导热油，通过热载体加热炉加热后为丙烯解吸塔、反烃化反应器、多乙苯塔提供热源。载体可以循环利用。
2，苯乙烯
（1）脱氢反应部分
乙苯在催化剂的作用和620℃、75～90kPa的条件下发生脱氢反应，化学方程式如下：
C6H5C2H5 → C6H5C2H3 + H2
反应是可逆吸热反应，反应产物分子数增加，因此高温负压有利于反应平衡向生成苯乙烯的方向移动。蒸汽作为热量的载体加入反应体系中，同时可以起到提高乙苯转化率和苯乙烯选择性的作用。
主要的副反应是生成苯和甲苯的反应：
C6H5C2H5 → C6H6 + C2H4
C6H5C2H5 + H2 → C6H5CH3 + CH4
在脱氢反应条件下上述的副反应是不可逆的，通常采取控制乙苯总转化率的方法来控制副反应，一般乙苯的总转化率控制在65%，其中第一反应器的乙苯转化率控制在40%为好。
高温下由于烃类物质及氢气和水的存在，会发生积碳和相应的水煤气变换反应，通常能够自动“更新催化剂的表面，抑制积碳在可以接受的范围内，不至于影响催化剂的性能。
C6H5C2H5 = 8C + 5H2
8C + 16H2O = 8CO2 + 16H2
CH4 + H2O = CO + 3H2
CO + H2O = CO2 + H2
CO2 + H2 = CO + H2O
乙苯中二乙苯的存在会生成极易聚合的二乙烯基苯，会导致空冷器、油水分离器及工艺凝液处理系统堵塞，因此应严格控制乙苯中二乙苯的含量在10ppm以下。
乙苯中丙苯的存在会导致生成α-甲基苯乙烯，会影响苯乙烯的质量。乙苯中二甲苯的存在会作为惰性组份影响苯乙烯产品的纯度。
（2）油水分离及凝液回收部分
脱氢气中含有不凝组份氢、一氧化碳、二氧化碳、甲烷，不溶于水的苯、甲苯、乙苯、苯乙烯及水。经过冷凝后的液相会分成油水两相，分相的好坏影响苯乙烯精馏的操作和凝液的回收，理想的分相效果是水相中没有烃类物质便于凝液回收，而油相中没有水使得苯乙烯精馏负压操作稳定。分相效果主要受温度的影响，根据实际操作经验，在50℃左右时分相的效果最好。 在液相中的苯乙烯容易发生聚合，尤其是当温度超过80℃后聚合速度明显加快。因此应尽量避免液态的苯乙烯长时间处于超过80℃的环境中。
（3）尾气压缩及吸收部分
脱氢尾气用来作为蒸汽过热炉的燃料，由于其中含有少量苯乙烯，为了防止堵塞管路和烧咀，需要利用溶剂吸收的方法除去所含的苯乙烯，溶剂为乙苯装置的多乙苯。脱氢尾气在压缩过程中温度会上升，这时其中所含的少量苯乙烯会发生聚合，因此采取在尾气压缩机入口的方法保证其出口温度不超过70℃。必要时可以喷入乙苯清洗压缩机中的聚合物。尾气压缩机为双螺杆压缩机。为了保证密封系统正常工作，压缩机需要在接近正常进出口压力的状态下启动。因此设置了开工喷射泵，开工时先将系统压力降至接近正常工况，然后启动压缩机，待压缩机正常工作后再逐步关闭开工喷射泵。需要注意的是尾气压缩机入口压力不能过低，否则会影响空冷器及后冷器的冷凝能力，可能导致压缩机出口液体增加和压缩机排出罐排不及而停机。
（4）苯乙烯精馏部分
C-401和C-403都是在负压条件下操作的分馏塔，内装金属高效规整填料。它们的负压操作条件分别由液环式真空泵PA-41、PA-43抽吸形成。C-403底的薄膜蒸发器的作用是靠蒸发器中转子的转动带动刮板连续运动使焦油在器壁上形成一层均匀的油膜，通入的蒸汽使油膜中的苯乙烯蒸发出来，重新回到苯乙烯精馏塔，充分回收，提高苯乙烯的产率。为了防止苯乙烯在C-401中聚合，在其进料中注入NSI阻聚剂；为了防止苯乙烯产品在生产和储运过程中聚合，在C-403塔顶气相出料线上和产品出装线上注入TBC阻聚剂。
（5）乙苯回收及苯甲苯分离部分
自C-401塔顶来的物料为由乙苯、甲苯、苯和少量苯乙烯组成的混合物，经过乙苯回收塔C-402回收其中的乙苯，并将其返回到脱氢反应系统作为乙苯脱氢的原料。比乙苯沸点低的甲苯和苯进入C-404进行分离，甲苯既可以作为化工原料外卖，也可以送到海南炼化的汽油罐作为汽油产品；苯作为本装置的副产品送到罐区的苯储罐。
2.2.2工艺流程
2.2.2.1 乙苯
（1）催化干气预处理部分
催化干气进装置后进入催化干气水洗罐。该罐具有两个作用，其一是将催化干气进装置时携带的液体除去，另一作用是用水将携带的MEA除去。罐内设填料一段，罐底设水洗循环泵，水洗用水循环使用。
从催化干气水洗罐顶部出来的气体依次进入催化干气换热器、催化干气过冷器与丙烯吸收塔塔顶出来的低温催化干气、冷冻水换热，温度降至15℃，从底部进入丙烯吸收塔。吸收剂从丙烯吸收塔顶部进入与催化干气逆向接触，将催化干气中的丙烯绝大部分除去，从丙烯吸收塔顶部出来的催化干气进入催化干气换热器与进塔的催化干气换热回收部分冷量后去反应部分。吸收了丙烯的吸收剂从塔底出来进入贫液－富液换热器与贫液换热后进入解吸塔。
图2-8 原料预处理部分流程
解吸塔进料进入解吸塔后，塔顶汽相进入解吸塔顶蒸汽发生器冷凝冷却，然后进入解吸塔回流罐，冷凝下来的液体用解吸塔回流泵送至解吸塔顶部，未冷凝的气体从解吸塔回流罐顶部
出来后依次进入解吸塔顶冷却器解吸塔顶气过冷器进一步冷凝冷却，然后进入解吸塔顶分液罐进行气液分离，冷凝下来的液体用解吸塔顶凝液泵送入解吸塔回流罐，未冷凝的气体出装置。解吸塔塔底物料用吸收剂循环泵（P-102A/B/C）加压后依次通过贫液－富液换热器、贫液过冷器冷却，返回丙烯吸收塔塔顶循环使用。解吸塔蒸汽发生器产0.21Mpa蒸汽，解吸塔底重沸器热源为热载体。
（2）烃化及反烃化部分
脱除丙烯后的催化干气分四路进入烃化反应器。从分离部分来的循环苯分作两路。其中一路与新鲜苯换热，然后与反应产物换热，最后经循环苯加热炉加热至340～360℃后，进入烃化反应器顶部。烃化反应器操作条件为：温度320～340℃，压力0.8MPa，苯：乙烯分子比6～7，乙烯重量空速为0.4～0.5h。从烃化反应器出来反应产物首先进入反应产物－循环苯换热器
（二），再进入反应产物－循环苯换热器（一）与烃化反应用循环苯换热。从分离部分来循环苯进入循环苯罐后，用循环苯泵抽出后分为两路，一路为烃化反应用苯，另一路为反烃化用苯。烃化反应用循环苯先依次通过新鲜苯－循环苯换热器与新鲜苯换热，然后经反应产物－循环苯换热器（二）、反应产物－循环苯换热器（一）换热并汽化至250℃，进入循环苯加热炉。反应产物被冷却至159℃，然后进入反应产物－苯塔进料换热器与苯塔进料换热被冷却至127℃，换热后被冷凝下来的液体用反应产物中间凝液泵抽出，与换热后的苯塔进料混合进入分离部分，未冷凝的气体再经反应产物冷凝冷却器用循环水冷却至40℃，被冷凝下来的液体，自流至分离部分的烃化尾气吸收塔底部，未冷凝的气体最后进入反应产物冷却器用冷冻水冷凝冷却至15℃，最后自流至分离部分的尾气吸收塔底部。烃化反应器设两台，一开一备。
从分离部分来的反烃化料与从分离部分来的反烃化用苯进入反烃化反应进料罐，混合后用反烃化反应进料泵升压至4.0MPa，然后进入反烃化反应进料加热器用热载体加热至反应所需温度，最后进入反烃化反应器底部，反烃化反应器操作条件为：温度260℃，压力3.9MPa，苯：反烃化料重量比6～8，反烃化料重量空速1～1.5h。从反烃化反应器顶部出来的反烃化反应产物降压后进入分离部分的循环苯塔。反烃化反应器设一台。 -1-1
图2-9 反应部分流程
烃化催化剂、反烃化催化剂均采用器外再生。烃化催化剂、反烃化催化剂在开工前需要进
行活化，活化介质为氮气或净化压缩空气，采用电加热器加热氮气或净化压缩空气。
（3）分离部分
自反应产物过冷器来的反应产物进入尾气吸收塔底部，在0.575Mpa压力下闪蒸，闪蒸汽相与自上而下的吸收剂逆向接触，将汽相中绝大部分苯及重组分吸收下来后，尾气自塔顶出装置。闪蒸液相、吸收剂及吸收下来的苯等重组分、反应产物冷凝冷却器壳侧凝液等液体混合后，自塔底经吸收塔底泵压送至反应产物－苯塔进料换热器，加热至127℃后，与该换热器壳侧凝液混合后进入循环苯塔。
循环苯塔共有三股进料，一股是从反应产物－苯塔进料换热器过来的物料，一股是反烃化反应产物，一股是新鲜苯。三股物料在不同位置进入循环苯塔后，苯及不凝气从塔顶蒸出进入循环苯塔顶蒸汽发生器和循环苯塔顶后冷器冷凝冷却后进入循环苯塔回流罐凝液全部经由循环苯塔回流泵打入塔顶作为回流，未冷凝的气体从循环苯塔回流罐罐顶出来后进入脱非芳塔作为脱非芳塔进料。循环苯塔侧线抽出循环苯，用循环苯塔侧线抽出泵送至循环苯罐供反应部分用苯。塔底物料自压至乙苯精馏塔。循环苯塔顶蒸汽发生器产0.21MPa蒸汽，循环苯塔顶后冷器产120℃热水，循环苯塔重沸器热源为3.5MPa蒸汽。
脱非芳塔进料从底部进入脱非芳塔，脱非芳塔塔顶气体经脱非芳塔顶冷凝冷却器和脱非芳塔顶后冷器冷凝冷却，然后进入脱非芳塔回流罐进行气液分离，不凝气从脱非芳塔回流罐顶出来进入燃料气分液罐，液体用脱非芳塔回流泵送至脱非芳塔顶部作为脱非芳塔回流。脱非芳塔塔底物流用脱非芳塔底泵送至循环苯塔或循环苯罐。脱非芳塔内置重沸器热源采用1.0MPa蒸汽。
图2-10
分离部分流程
乙苯精馏塔进料进入乙苯精馏塔后，乙苯从塔顶蒸出，进入乙苯精馏塔顶蒸汽发生器冷凝，冷凝液进入乙苯精馏塔回流罐，经乙苯精馏塔回流泵加压后，一部分打入塔顶作为回流，另一部分经乙苯产品冷却器冷却至40℃后送至乙苯产品罐，然后用乙苯产品泵送出装置，合格乙苯送至罐区乙苯罐，不合格乙苯送至罐区不合格乙苯罐。塔底物料经乙苯精馏塔底泵加压后分为
两路：一路作为丙苯塔进料送至丙苯塔，另一路作为尾气吸收塔的循环吸收剂依次经循环吸收剂－反烃化料换热器、循环吸收剂冷却器、循环吸收剂过冷器冷却至15℃进入尾气吸收塔塔顶。乙苯精馏塔塔顶蒸汽发生器产0.21MPa蒸汽，乙苯精馏塔底重沸器的热源为3.5MPa蒸汽。
丙苯塔进料进入丙苯塔，丙苯从塔顶蒸出，进入丙苯塔顶蒸汽发生器冷凝，冷凝液进入丙苯塔回流罐，然后经丙苯塔回流泵加压后分为两路，一部分打入塔顶作为回流，另一部分由丙苯冷却器冷却至40℃后，送入丙苯罐。由于丙苯量很小，生产过程中丙苯馏分送出为间歇操作。塔底物料经丙苯塔底泵送入多乙苯塔。丙苯塔顶蒸汽发生器产0.21MPa蒸汽，丙苯塔重沸器热源为3.5MPa蒸汽。
多乙苯塔进料进入多乙苯塔后，二乙苯、三乙苯等组分从塔顶蒸出，进入多乙苯塔顶冷凝器冷凝，冷凝液进入多乙苯塔回流罐，一部分经多乙苯塔回流泵打入塔顶作为回流，另一部分经反烃化料泵送入反应部分。塔底物料经多乙苯塔底泵送至高沸物冷却器冷却至40℃后，送入高沸物罐。由于高沸物量很少，生产过程中高沸物送出为间歇操作。多乙苯塔顶冷凝器产热水，多乙苯塔重沸器热源为热载体。多乙苯塔为减压操作，从外部漏入系统的空气等不凝气，经多乙苯塔回流罐顶部冷却器冷却后，由液环式真空泵抽出排入大气。 （4）载热部分
热载体进装置后送至热载体罐，由热载体注入泵送入热载体循环系统。热载体经热载体泵加压后送入热载体加热炉加热到305℃。分两路送至解吸塔重沸器、反烃化反应进料加热器作热源。从解吸塔重沸器出来的热载体进入多乙苯塔底重沸器作为热源。从反烃化反应进料加热器、多乙苯塔底重沸器出来的热载体混合返回热载体泵。热载体循环使用。热载体加热炉为盘管式定型设备。停工或检修时热载体用热载体开停工冷却器冷却、氮气压送至热载体罐。
2.2.2.2 苯乙烯
（1）脱氢反应部分
循环乙苯和新鲜乙苯经过减压控制进入乙苯蒸发器，在100KPa和98℃条件下蒸发。由于循环乙苯中有苯乙烯存在，在蒸发温度下极易聚合，为防止聚合物堵塞，需要保证一定流量的乙苯从E-304底部连续排放到油水分离器。为了降低乙苯的蒸发温度，沿E-304底部均匀分布三个稀释蒸汽喷头，连续不断通入稀释蒸汽与乙苯形成低沸点共沸物。加入稀释蒸汽还可以起到防止高粘度液体在E-304底部不均匀堆积的作用。
从E-304出来的乙苯蒸汽进入乙苯过热器E-301，与从第二反应器R-302出来的反应产物换热升温到约500℃后进入第一反应器R-301入口的进料混合器，在与来自蒸汽过热炉的808℃主蒸汽混合进入第一反应器。第一反应器入口温度为620℃，出口温度降至541℃。通过控制进入进料混合器的主蒸汽温度来调整第一反应器入口温度，以保证第一反应器乙苯转化率在40%左右。正常情况下进入进料混合器的蒸汽和乙苯的重量比（水油比）为1.38～1.40。
从第一反应器出来的混合物经过第二反应器R-302顶部的中间再热器加热到625℃后进入第二反应器。通过控制进入中间再热器壳程的主蒸汽温度来调整第二反应器的入口温度，以保证整个脱氢反应乙苯的总转换率为65%。从第二反应器出来的脱氢气经过乙苯过热器E-301、低压废热锅炉E-302和低低压废热锅炉E-303冷却到120℃后油水分离及凝液回收部分。
低压废热锅炉发生0.35MPa的蒸汽供苯乙烯精馏使用，低低压废热锅炉发生40kPa的蒸汽供尾气压缩及吸收部分的解析塔C-303和油水分离及凝液回收部分的汽提塔C-301使用。蒸汽过热炉F-301将0.21MPa、133℃的主蒸汽加热到810℃进入第二反应器顶部再热器，出来后降温到588℃然后再进入蒸汽过热炉F-301升温到808℃进入第一反应器进料混合器。蒸汽过热炉的燃料按照优先使用顺序是乙苯装置渣油和苯乙烯装置焦油、脱氢尾气，不足部分用燃料气补充。
图2-11 乙苯脱氢反应工艺流程 1—蒸汽过热炉；2（Ⅰ、Ⅱ）—脱氢绝热径向反应器；3，5，7—分离罐；
4—废热锅炉；6—液相分离器；8，12，13，15—冷凝器；9，17—压缩机；10—泵；11—残油汽提塔；14—残油洗涤塔；16—工艺冷凝汽提塔
（2）油水分离及凝液回收部分
从低低压废热锅炉E-303出来的120℃、33kPa的脱氢气，进入急冷器S-301与喷雾状的急冷水混合后迅速降温到70℃以下，然后进入空冷器A-301冷凝。空冷器中未冷凝的气体进入后冷器E-306,从空冷器冷凝下来的液体温度约58℃，与后冷器冷凝下来的液体混合后温度降到52℃进入油水分离器D-305。后冷器出来的不凝气叫做脱氢尾气，送往尾气压缩及吸收部分。 油水分离器D-305内设有隔板，油水混合物在隔板的一侧分层为油水两相，油相在上，水相在下。随着油水混合物不断进入油水分离器，油相也不断增加并越过隔板进入另一侧。分离后的油相称为脱氢液由脱氢液泵P-301送往脱氢液储罐。分离后的水相称为工艺凝液，由工艺凝液泵输送，经聚结器D-312分离浮油后进入汽提塔冷凝器E-307与汽提塔顶气换热升温至67℃，再经蒸汽混合器用蒸汽升温到73℃后进入汽提塔C-301。
工艺凝液在汽提塔C-301中用来自低低压废热锅炉的40kPa回收蒸汽汽提，汽提塔釜液中的含油量降至5ppm以下，由汽提塔釜液泵P-303输送，经过凝液过滤器过滤后作为废热锅炉的给水。汽提塔顶气体经过冷凝后的液体送往油水分离器D-305，不凝气体进入脱氢尾气。
汽提塔冷凝器E-307共两台，一用一备，一旦在用的一台因聚合堵塞，可切换用另一台，然后用乙苯清洗堵塞的一台。
（3）尾气压缩及吸收部分
从后冷器E-306出来的脱氢尾气先进入压缩机吸入罐D-307，分离出少量夹带的液体后进入水封罐D-308，然后进入尾气压缩机K-301入口。压缩机入口喷入工艺凝液保证出口温度在63℃
左右。压缩机排出的脱氢尾气经过尾气冷却器E-310冷却后进入压缩机排出罐D-310，然后进入吸收塔C-302。从吸收塔顶排出的脱氢尾气送往蒸汽过热炉F-301作为燃料。压缩机吸入罐D-307和压缩机排出罐D-310排出的液体因含有苯乙烯均排往油水分离器D-305。
来自解析塔C-303塔釜的吸收剂由解析塔釜液泵P-306输送，经吸收剂换热器E-312与吸收塔釜液换热后再经吸收剂冷却器E-311冷却到38℃后进入吸收塔顶部。吸收塔釜液由吸收塔釜液泵P-306输送，经吸收剂换热器与解析塔釜液换热后再经吸收剂加热器E-313用蒸汽加热到110℃后进入解析塔C-303。解析塔釜通入来自低低压废热锅炉的40kPa回收蒸汽汽提解析吸收液中的轻组分，完成吸收剂的再生。解析塔顶气体排往急冷器S-301入口。一部分解析塔釜液送往薄膜蒸发器E-414作为密封液然后排往焦油罐。当解析塔釜液面偏低时用来自乙苯装置的多乙苯补充。
（4）苯乙烯精馏部分
a.苯乙烯粗馏
来自中间罐区的脱氢液、薄膜蒸发器釜液泵P-409的循环焦油（内含无硫阻聚剂NSI）和来自NSI进料泵P-411的NSI溶液在M-401处得到混合，并通过一过滤器后进入乙苯/苯乙烯塔C-401中上部。
C-401是一座在负压条件下操作的分馏塔，采用金属高效规整填料。塔顶操作压力约24KPaA，操作温度约88℃；塔底操作压力约33KPa，操作温度约109℃。脱氢液在该塔中脱除沸点比苯乙烯低的乙苯、甲苯、苯及更轻的组分。这些比苯乙烯轻的组分从C-401塔顶馏出，先后进入乙苯/苯乙烯塔冷凝器E-402壳程和乙苯/苯乙烯塔后冷器E-419壳程，得到的温度为74℃左右的凝液排至乙苯/苯乙烯塔回流罐D-401。然后，用乙苯/苯乙烯塔回流泵P-402自D-401中抽出凝液，一部分凝液作为回流液返回C-401塔顶；一部分凝液作为液环式真空泵PA-41和PA-43的补充工作液；其余则排向乙苯回收塔C-402作进一步加工。
乙苯/苯乙烯塔冷凝器E-402壳程和乙苯/苯乙烯塔后冷器E-419壳程中未冷凝气体进入乙苯/苯乙烯塔尾气冷却器E-403壳程，被管程的7℃乙二醇低温水进一步冷却到9℃左右，产生的凝液进入卧置的真空泵密封罐D-404并实现气液分离，所得凝液通入乙苯/苯乙烯塔回流泵
P-402的进口管线；D-404中产生的少量不凝气则被送往脱氢系统蒸汽过热炉F-301的炉膛烧掉。E-403壳程的不凝气体排向真空泵PA-41的吸入口。
PA-41系液环式真空泵，乙苯/苯乙烯塔馏出液是它的工作介质。随着气体从P41-1A/BX排出，也带出一部分液体，所以必须在它的吸入口补充一定量的新鲜液体。气－液混合物自P41-1A/BX排入真空泵分离罐D41-1X，实现气液分离。D41-1X中分离下来的液体同乙苯/苯乙烯塔回流泵P-402补充的液体汇合在一起，经密封液冷却器E41-1X冷却后，进入真空泵P41-1X作为工作介质。D41-1X中分离出来的不凝性气体则排入真空泵密封罐D-404，以此达到压力平衡，并通过该罐的液封，最终排到F-301炉膛烧掉。
P41-1A/BX、D-404、D41-1X及E41-1X等构成了乙苯/苯乙烯分馏的抽真空系统。
乙苯/苯乙烯塔C-401塔底温度约109℃的釜液（苯乙烯和沸点比苯乙烯高的组分）被乙苯/苯乙烯塔釜液泵P-401抽吸出来，排向苯乙烯精制系统作进一步加工处理。
乙苯/苯乙烯塔C-401塔顶带有一套外置立式热虹吸再沸器，它包括乙苯/苯乙烯塔再沸器E-401和乙苯/苯乙烯塔凝水罐D-402等设备。釜液在竖直的E-401管程中被壳程的350KPa低压
蒸汽加热，形成气液两相流混合物。借助于从塔底至再沸器的液体与再沸器管程的气液两相流混合物之间的重度差实现釜液在塔底和E-401之间的自然循环。
加热釜液的低压蒸汽自E-401壳程下部排至乙苯/苯乙烯塔凝水罐D-402，实现气液分离后，凝水从D-402底部排放。
在卧置的乙苯/苯乙烯塔回流罐D-401和真空泵密封罐D-404二台设备的底部都带有一个下凸的凝水收集室。D-401的凝水经过排水罐D-403，再同D-404下端排出的凝水及来自D-406、D-410的凝水汇合，最终排到工艺凝液处理系统的油水分离器D-305进行处理。
在P-401和P-402出口排向下游工序的管线上，分别接出通向不合格料冷却器E-404的支线。不合格料（一般是因开停工或事故而排放的物料）经E-404冷却后，输向中间罐区的脱氢液储罐D-805。这两条支线在正常操作时无流量。
b.苯乙烯精馏
苯乙烯塔C-403是一座处于负压工况的高效填料精馏塔，塔顶操作压力约12KPa，操作温度约79℃；塔底操作压力约16KPaA，操作温度约103℃。采用金属规整填料。温度为108℃左右的进料粗苯乙烯被导入该填料层中部，经精馏操作，所获塔顶馏出物进入苯乙烯塔冷凝器E-410的壳程，同管程的冷却水换热而被冷却到44℃左右而冷凝，其凝液排入立式的苯乙烯塔回流罐D-408，实现汽液分离。它收集的液体经苯乙烯塔回流泵P-408增压后分成两股：其中一股物流作为苯乙烯塔C-403的塔顶回流液；另一股物流通过成品冷却器E-412管程，被壳程的7℃乙二醇低温水冷却到9℃左右，所得物流便成为本工艺的主产品苯乙烯，并被输送到苯乙烯中间罐区。若产品不合格则该物流便被输送到中间罐区的不合格苯乙烯储罐T-804，后者正常操作时无流量。
苯乙烯塔回流罐D-408排放的未冷凝气体同苯乙烯塔冷凝器E-410排放的未冷凝气体汇合，进入苯乙烯塔冷却器E-411的壳程，被管程的7℃乙二醇低温水进一步冷却到9℃，又有一部分物料被冷凝下来，这些凝液排至苯乙烯塔回流罐D-408。
苯乙烯塔冷却器E-411壳程的未冷凝气体被苯乙烯塔真空泵PA43抽吸，使苯乙烯塔在要求的真空度下操作。
苯乙烯塔C-403塔底设置一套外置立式热虹吸再沸器，由再沸器E-409和凝水罐D-407设备组成。在E-409壳程通入350KPa低压蒸汽，加热管程的循环釜液，釜液在苯乙烯塔C-403塔底及再沸器E-409之间自然循环。E-409壳程的凝水则排入苯乙烯塔凝水罐D-407，实现气液分离后，凝水自D-407罐底排放至凝水管网。
苯乙烯塔C-403的釜液被苯乙烯塔釜液泵P-407抽吸并增压后分成两股：其中一股通过一限流孔板后同C-403塔底循环釜液汇合，一同进入再沸器E-409的管程；来自焦油泵P-409的循环焦油一起进入薄膜蒸发器E-414，经1000KPa蒸汽加热。在真空条件下操作压力约23KPaA，操作温度130℃。E-414蒸出的气态苯乙烯等返回到苯乙烯塔C-403的下部，底部焦油进入薄膜蒸发器釜液罐D-409，再经焦油泵P-409增压后分成两股，一股作为NSI循环进料送至乙苯/苯乙烯塔C-401，以充分利用它所含的NSI；另一股为排放焦油，送至中间罐区的焦油储罐T-806。
（5）乙苯回收及苯甲苯分离部分
来自上游粗苯乙烯分馏系统乙苯/苯乙烯塔回流泵P-402的物流进入本系统的乙苯回收塔C-402中部。C-402是一座大孔筛板塔，在正压条件下操作，塔顶操作压力约58KPa，操作温度
约115℃；塔底操作压力约93KPa，操作温度约161℃。该蒸馏塔实现乙苯同沸点比它低的苯、甲苯的分离。其釜液（温度约161℃的热乙苯及部分二甲苯）经乙苯回收塔釜液泵P-413，压送至脱氢反应系统同原料乙苯汇合后进入乙苯蒸发器E-304，成为脱氢反应器的进料。
乙苯回收塔C-402塔底设外循环再沸器E-406，该再沸器的壳程通入1000KPaG蒸汽，加热管程的釜液。
C-402塔顶温度约115℃的馏出物进入乙苯回收塔冷凝器E-408的壳程，与管程的冷却水换热而被冷却冷凝。所获温度为91℃左右的凝液排至乙苯回收塔回流罐D-406，实现气液分离。分离出的不凝性气体排到火炬系统烧掉；而分离下来的凝液（苯和甲苯）则经乙苯回收塔回流泵P-404增压，然后分成二股：其中一股作为回流返回至乙苯回收塔C-402塔顶；另一股物流送至苯/甲苯分离系统。
卧置的乙苯回收塔回流罐D-406底部带有下凸的凝水收集室。当需排放凝水时，凝水将同分馏真空系统的真空泵密封液罐D-404所排放的凝水汇合，然后一同排至工艺凝液处理系统的油水分离器D-305处理。
当装置停车时，乙苯回收塔C-402的塔底物料罐D-406作为不合格料，排至不合格料冷却器E-404加以冷却，然后排至中间罐区的脱氢液储罐T-805。在正常操作时，不合格料排放管线中无流量。
来自乙苯回收塔回流泵P-404的物流进入苯/甲苯塔C-404中部。C-404是一座在正压条件下操作的填料分馏塔，填料采用规整填料。塔顶操作压力约131KPaG，操作温度约111℃；塔底操作压力约164KPa，操作温度约147℃。该蒸馏塔实现甲苯同沸点比塔底的苯的分离。其釜液（温度约147℃的甲苯）经苯/甲苯塔釜液泵P-405，压送至甲苯冷却器E-416的壳程，经管程的冷却水冷却至40℃左右后被排放至界外。
图2-12苯乙烯的分离和精制工艺流程
1—乙苯—苯乙烯分馏塔；2—乙苯回收塔；3—苯—甲苯分离塔；4—苯乙烯塔；5—薄膜蒸发器；6，7，8，9
—冷凝器；10，11，12，13—分离罐；14—排放泵
苯/甲苯塔C-404塔底设外循环再沸器E-415，该再沸器的壳程通入1000KPa蒸汽，
加热管
程的釜液。
C-404塔顶温度约111℃的馏出物进入苯/甲苯塔冷凝器E-417的壳程，同管程的冷却水换热而被冷却冷凝。所获温度为40℃左右的凝液排至苯/甲苯塔回流罐D-410，实现气液分离。分离出的不凝性气体排到火炬系统烧掉；而分离下来的凝液（苯）则经苯/甲苯塔回流泵P-406增压，然后分成两股：其中一股作为回流液返回至苯/甲苯塔C-404塔顶；另一股作为副产品被送至界外。
当装置停车时，苯/甲苯塔C-404的塔底物料和回流罐D-410中的物料作为不合格料，排至不合格料冷却器E-404加以冷却，然后排至中间罐区的脱氢液储罐T-805。在正常操作时，不合格料排放管线中无流量。
2.2.3 主要设备介绍
薄膜蒸发器。预热到一定温度的物料自搅
拌薄膜蒸发器上部进料口进入蒸发器，经转
轴中部的布料盘通过离心力均布在圆筒内壁
上，在通过刮板的搅拌、驱动，分散到蒸发
圆筒加热内壁上形成均匀液膜，液膜吸收夹
套中加热介质（回执蒸汽或导热油）供给蒸
发表面（圆筒内壁）的热量。在其表面进行
物质的迅速蒸发，膜层受热蒸发后会减薄。
后进入的料液又被后即而来的刮板扫刮，形
成新膜，再蒸发，如此反复进行，料液渐渐
被浓缩，最后由出料口排除。蒸发出来的蒸
汽经除沫器，从二次蒸汽口排除。 图2-13 薄膜蒸发器结构图 1-电机、减速器；2-上端机械密封；3-分离筒；4-除沫器；5-分布机；6-主轴；7-转子和刮板；8-筒
体；9-夹套；10-底封头；11-下端密封
2.3 延迟焦化工段
2.3.1 工艺原理
延迟焦化是石油裂化的一种方法。其主要目的是将高残碳的残油转化为轻质油。所用装置可进行循环操作，即将重油的焦化馏出油中较重的馏分作为循环油，且在装置中停留时间较长。可提高轻质油的收率和脱碳效率。有操作连续化、处理量大、灵活性强、脱碳效率高的优点。延迟焦化是一种石油二次加工技术，是指以贫氢的重质油为原料，在高温(约500℃)进行深度的热裂化和缩合反应，生产气体、汽油、柴油、蜡油、和焦炭的技术。
所谓延迟是指将焦化油(原料油和循环油)经过加热炉加热迅速升温至焦化反应温度，在反应炉管内不生焦，而进入焦炭塔再进行焦化反应，故有延迟作用。是一种半连续工艺过程。一般都是一炉(加热炉)二塔
(焦化塔)或二炉四塔，加热炉连续进料，焦化塔轮换操作。它是目前世界渣油深度加工的主要方法之一。原料油(减压渣油或其他重质油如脱油沥青、澄清油甚至污油)经加热到495～505℃进入焦炭塔，待陆续装满(留一定的空间)后，改进入另一焦炭塔。热
原料油在焦炭塔内进行焦化反应，生成的轻质产物从顶部出来进入分馏塔，分馏出石油气、汽油、柴油和重馏分油。重馏分油可以送去进一步加工(如作裂化原料)也可以全部或部分循环回原料油系统。残留在焦炭塔中的焦炭以钻头或水力除焦卸出。焦炭塔恢复空塔后再进热原料。该过程焦炭的收率随原料油残炭而变，石油气产量一般10％(质量)左右，其余因循环比不同而异，但柴/汽比大于1。
延迟焦化与热裂化相似，只是在短时间内加热到焦化反应所需温度，控制原料在炉管中基本上不发生裂化反应，而延缓到专设的焦炭塔中进行裂化反应，“延迟焦化”也正是因此得名。延迟焦化装置主要由8个部分组成：（1）焦化部分，主要设备是加热炉和焦炭塔。有一炉两塔、两炉四塔，也有与其它装置直接联合的。（2）分馏部分，主要设备是分馏塔。（3）焦化气体回收和脱硫，主要设备是吸收解吸塔，稳定塔，再吸收塔等。（4）水力除焦部分。（5）焦炭的脱水和储运。（6）吹气放空系统。（7）蒸汽发生部分。（8）焦炭焙烧部分。国内选定炉出口温度为495～500℃，焦炭塔顶压力为0.15～0.2 Mpa。
延迟焦化原料可以是重油、渣油、甚至是沥青。延迟焦化产物分为气体、汽油、柴油、蜡油和焦炭。对于国产渣油，其气体收率为7.0～10%，粗汽油收率为8.2～16.0%，柴油收率为22.0～28.66%，蜡油收率为23.0～33.0%，焦炭收率为15.0～24.6%，外甩油为1～3.0%。焦化汽油和焦化柴油是延迟焦化的主要产品，但其质量较差。焦化汽油的辛烷值很低，一般为51～64（MON），柴油的十六烷值较高，一般为50～58。但两种油品的烯烃含量高，硫、氮、氧等杂质含量高，安定性差，只能作半成品或中间产品，城经过精制处理后，才能作为汽油和柴油的调和组分。焦化蜡油由于含硫、氮化合物、胶质、残炭等含量高，是二次加工的劣质蜡油，目前通常掺炼到催化或加氢裂化作为原料。石油焦是延迟焦化过程的重要产品之一，根据质量不同可用做电极、冶金及燃料等。焦化气体经脱硫处理后可作为制氢原料或送燃料管网做燃料使用。 延迟焦化可处理残碳和金属含量很高的劣质原料，提高轻质油的收率和脱碳效率；有操作连续化、处理量大、灵活性强、脱碳效率高、投资和操作费用低的优点。缺点是低价值产品焦炭产率高，液体产品性质差。
2.3.2 工艺流程 本装置的原料为温度90℃的减压渣油，由罐区泵送入装置原料油缓冲罐，然后由原料泵输送至柴油原料油换热器，加热到135℃左右进入蜡油原料油换热器，加热至160℃左右进入焦化炉对流段，加热至305℃进入焦化分馏塔脱过热段，在此与来自焦炭塔顶的热油气接触换热。原料油与来自焦炭塔油气中被凝的循环油一起流入塔底，在380～390℃温度下，用辐射泵抽出打入焦化炉辐射段，快速升温至495～500℃，经四通阀进入焦碳塔底部。
循环油和减压渣油中蜡油以上馏分在焦碳塔内由于高温和长时间停留而发生裂解、缩合等一系列的焦化反应，反应的高温油气自塔顶流出进入分馏塔下部与原料油直接换热后，冷凝出循环油馏份；其余大量油气上升经五层分馏洗涤板，在控制蜡油集油箱下蒸发段温度的条件下，上升进入集油箱以上分馏段，进行分馏。从下往上分馏出蜡油、柴油、石脑油（顶油）和富气。
分馏塔蜡油集油箱的蜡油在343℃温度下，自流至蜡油汽提塔，经过热蒸汽汽提后蜡油自蜡油泵抽出，去吸收稳定为稳定塔重沸器提供热源后降温至258℃左右，再为解吸塔重沸器提供热源后降温至242℃左右，进入蜡油原料油换热器与原料油换热，蜡油温度降至210℃，后分成三部分：一部分分两路作为蜡油回流返回分馏塔，一路作为下回流控制分馏塔蒸发段温度和循环比，一路作为上回流取中段热；一部分回焦化炉对流段入口以平衡大循环比条件下的对流段热负荷及对流出口温度；另一部分进水箱式蜡油冷却器降温至90℃，一路作为急冷油控制焦炭塔油气线温度，少量蜡油作为产品出装置。
柴油自分馏塔由柴油泵抽出，仅柴油原料油换热器、柴油富吸收油换热器后一部分返回分馏塔作柴油回流，另一部分去柴油空冷器冷却至55℃后，再去柴油水冷器冷却至40℃后分两路：一路出装置；另一路去吸收稳定单元的再吸收塔作吸收剂。由吸收稳定单元返回的富吸收油经柴油富吸收油换热器换热后也返回分馏塔。
分馏塔顶油气经分馏塔顶空冷器，分馏塔顶水冷器冷却到40℃，流入分馏塔顶气液分离罐，焦化石脑油由石脑油泵抽出送往吸收稳定单元。焦化富气经压缩机入口分液罐分液后，进入富气压缩机。
图2-14 延迟焦化工艺流程
焦炭塔吹汽、冷焦产生的大量蒸汽及少量油气，进入接触冷却塔下部，塔顶部打入冷却后的重油，洗涤下来自焦炭塔顶大量油气中的中的重质油，进入接触冷却塔底泵抽出后经接触冷 却塔底油及甩油水冷器冷却后送往接触冷却塔顶或送出装置。塔顶流出的大量水蒸气经接触冷却塔顶空冷器、接触冷却塔顶水冷器冷却到40℃进入接触冷却塔顶气液分离罐，分出的轻污油由污油泵送出装置，污水由污水泵送至焦池，不凝气排入火炬烧掉。甩油经甩油罐及甩油冷却器冷却后出装置。
影响延迟焦化操作的主要工艺参数有：
反应温度。一般是指加热炉出口温度，反应温度太低，则焦化反应不足，易生成软焦、焦炭挥发分高，除焦困难。反应温度过高，焦化反应过深，会使汽柴油收率下降，焦炭变硬也会造成除焦困难，而且还使加热炉管易于结焦。因此反应温度常限制在495～505℃，在生产针状焦时，要采用变温操作，变化范围为460～510℃。
反应压力。一般指焦炭塔顶压力，反应压力对焦化的产品分布有一定影响，压力高，气体和焦炭产率增加，液收下降,焦炭的挥发分也会增加，因此在压力足以克服后部系统压力的前提下，尽量采用低的压力，通常为0.16～0.17MPa（表），但在生产针状焦时，反应压力要适当提高一些。
循环比。循环比对焦化产品的分布和装置处理量有影响，循环比大，焦化汽、柴油的收率增加，焦化馏出油收率减少。气体、焦炭产率上升，装置处理量减少，对一般焦化原料，循环比通常为0.05～0.5，为了提高焦化馏出油的产量以增加催化裂化或加氢裂化的原料，有采用小循环比的趋向。
2.3.3 主要设备介绍
延迟焦化装置：焦化部分主要包括：原料换
热部分、加热炉部分、焦炭塔部分、分馏塔及换
热部分、冷切焦水处理部分、焦炭塔的吹汽放空
部分、高压水泵及水力除焦部分、焦炭的装运部
分。
1，焦炭塔
焦炭塔是用厚锅炉钢板制成的空筒，是进行
焦化反应的场所。一般焦炭塔的高度在30米以下
为宜。太高则操作时易产生振动或损坏塔壁，又
浪费钢材。塔的顶部设有除焦口、油气出口；塔
侧设有料面指示计口：延迟焦化的化学反应主
要是在焦炭塔内进行，生成的焦炭也都积存在
此塔内。随着油料的不断引入，焦层逐渐升高；为了防止泡沫层冲出塔顶而引起油气管线及分馏塔的结焦，在焦炭塔的不同高度位置，装有能监测焦炭高度的料位计。塔底部为锥形，锥
体底端为排焦口，正常生产时用法兰盖封死，
排焦时打开。
2,水力除焦设备
焦炭塔是轮换使用的，即当一个塔内焦炭
聚结到一定高度时，通过四通阀将原料切换到
另一个焦炭塔．聚结焦炭的焦炭塔先用蒸汽冷 图2-16 水力除焦流程图 图2-15 焦炭塔结构示意图 1-除焦口；2-泡沫塔油气出口；3-预热油气出口；4-进料管；5-排焦口；6，7-钴60料面计口
却，然后进行水力除焦。目前的除焦设备都已采用高压水力除焦法。除焦用水力除焦法，即采用11．8MPa高压水除焦。余下的焦炭落入焦池，同时用桥式起重抓斗送到别处存放或装车外运。 除焦原理：由高压水泵输送的高压水，经过水龙带、钻杆到水力切焦器的喷嘴，从水力切焦器喷嘴喷出的高压水形成高压射流，借高压射流的强大冲击力将石油焦切割下来，使之与水一起由塔底流出。钻杆不断地升降和转动，直到把焦炭塔内石油焦全部除净为止。水力除焦装置有两种形式：有井架除焦装置和无井架除焦装置。
2.4 加氢工段
2.4.1 工艺原理
在石油加工业中，加氢精制应用很广泛，不仅用于轻质油品和润滑油的加氢，还可以用于裂化油 蜡油 燃料油的加氢。加氢精制的主要目的是饱和烯烃，脱去油品中硫、氮、氧及金属杂质。以改善油品的安定性、颜色、气味、燃烧性能等。加氢精制是一种环保，提高质量，成本高的流程，但是它的目的改善催化裂化的原料质量，具有放热，耗氢量比较大，体积缩小特点，通过压力（氢气的分压），温度，但温度过高不利反应，却提高氢气和油比（单位时间通过催化剂表面上物量或原料在催化剂停留的时间）。加氢精制原料油在氢气压力下（5～8Mpa），在200～455度温度条件下，通过催化剂作用进行加氢化学反应。加氢裂化催化剂是具有加（脱）氢功能和裂化功能的双功能催化剂。加（脱）氢功能由金属组分提供，常用的金属组分为Mo、W、Ni、Co，这些金属组分常组合使用。酸性功能由载体提供，常用的载体有无定型硅铝和沸石，二者可以单独使用，也可组合使用。
主要化学反应方程式有：
1，脱硫反应 R-SH ＋ H2 → R-CH3 ＋ H2S
2，脱氮反应 R－NH2 ＋ H2 → R－CH3 ＋ NH3
3，脱氧反应 OHC-R-COOH ＋ H2 → R－CH3＋H2O
4，烯烃饱和反应 如R―CH＝CH2 ＋ H2 → R－CH2－CH3
难易程度2
2.4.2 工艺流程
加氢裂化可以使用各种不同原料，但对原料中的杂质含量有要求：原料中的有机氮化合物对沸石载体有明显的中毒作用。一般要求进加氢裂化反应器的进料氮含量＜10ppm，为了保证达到这一要求，一般在加氢裂化反应器前设精制反应器，或者在裂化反应器中设精制段；砷、铅等杂质也会使催化剂中毒，一般要求裂化反应器的进料中砷＋铅含量不超过500ppm铁虽然对催化剂的活性影响不大，但铁盐沉积在催化剂上会使床层压降增大，所以要控制原料油铁含量＜2ppm。
原料经进料泵加压后，与补充气体和循环氢气混合，然后经换热器、加热炉加热至反应温度，进入固定床反应器。烯烃在高温下易结焦，需在较低温下进行反应。在反应器内床层之间
设有控制反应温度的急冷氢注入点，反应器内装有不同功能的催化剂。反应后的流出物经换热器冷却后经加热至一定温度送入高压分离器，进行气液分离。灌顶气体去补充压缩机，液体降压进去低压分离器。
主要工艺条件：反应压力，反应温度，体积空速，氢油体积比和催化剂等。
反应压力。原料越重所需反应压力越高，提高反应压力，有利于转化率的提高，也有利于减缓催化剂表面积炭速度，延长催化剂寿命，但投资增加，常用的反应压力为10～20MPa。
反应温度。反应温度是加氢裂化工艺需要严格控制的操作参数。因为加氢裂化过程是强 放热反应。反应温度增加，则反应速度加快，放出的热量也相应增加。如不及时从系统是将热量取出，势必引起床层温度骤升，导致催化剂超温升活，因此在各床层间要注入冷氢进行控制，常用的反应温度为370～440℃。
氢油比。提高氢油比，可以增加氢分压，有利于提高原料气化率，降低催化剂积炭速度，还可以有效地取出反应热，对重油加氢裂化氢油比一般为1000～1500（体积比）。
空速——调节空速可以控制加氢裂化反应深度，空速低，反应时间增加，反应深度提高，常用的空速范围为1.0～2.0h。
-1
图
图2-17 催化加氢工艺流程图
①氢气→压缩机→反应器，②原料油→换热器→加热炉﹙瓦斯加热﹚→反应器→换热器→换热器→制冷器→高分离器﹙三相，未反应的氢气进入循环压缩机再到反应器，一部分的污水，硫化氢，氨气排出﹚→低压分离器﹙两相，一部分气体排出，塔底的混合物进入换热器﹚→换热器→汽提塔﹙轻组分从塔顶进入分离器，在分离
器中部分油回流，气体排出﹚
2.4.3 主要设备介绍
高压加氢反应器。
高压加氢反应器是装置中的关键设备，工作条件苛刻，制造困难，价格昂贵。根据介质是否直接接触金属器壁，分为冷壁反应器和热壁反应器两种结构。反应器由筒体和内部结构两部分组成。
加氢反应是在高温高压及有腐蚀介质（H2、H2S）的
条件下操作，除了在材质上要注意防止氢腐蚀及其他介
质的腐蚀以外，加氢反应器还应保证：反应物(油气和氢)
在反应器中分布均匀，保证反应物与催化剂有良好的接
触；及时排除反应热，避免反应温度过高和催化剂过
热．以保证最佳反应条件和延长催化剂寿命；
在反应物均匀分布的前提下，反应器内部的压力降
不致过大，以减少循环压缩机的负荷，节省能源。为此，
反应器内部需设置必要的内部构件，以达到气液均匀分
布为主要目标。典型的反应器内构件包括：入口扩散器、
气液分配盘、去垢篮筐、催化剂支持盘、急冷氢箱及再
分配盘、出口集合器等。 图2-18 高压加氢反应器
2.5 催化裂解工段
2.5.1 工艺原理
2.5.1.1 催化裂解
催化裂解工艺在石油炼制工业中占有十分重要的地位，在技术和经济上有许多优越性，是用于二次加工生产高质量燃料油的主要手段。
催化裂解，是在催化剂存在的条件下，对石油烃类进行高温裂解来生产乙烯、丙烯、丁烯等低碳烯烃，并同时兼产轻质芳烃的过程。由于催化剂的存在，催化裂解可以降低反应温度，增加低碳烯烃产率和轻质芳香烃产率，提高裂解产品分布的灵活性。一般特点如下：1、催化裂解是碳正离子反应机理和自由基反应机理共同作用的结果，其裂解气体产物中乙烯所占的比例要大于催化裂化气体产物中乙烯的比例。2 、在一定程度上，催化裂解可以看作是高深度的催化裂化，其气体产率远大于催化裂化，液体产物中芳烃含量很高。3 、催化裂解的反应温度很高，分子量较大的气体产物会发生二次裂解反应，另外，低碳烯烃会发生氢转移反应生成烷烃，也会发生聚合反应或者芳构化反应生成汽柴油。
一般来说，催化裂解过程既发生催化裂化反应，也发生热裂化反应，是碳正离子和自由基两种反应机理共同作用的结果，但是具体的裂解反应机理随催化剂的不同和裂解工艺的不同而有所差别。在Ca-Al系列催化剂上的高温裂解过程中，自由基反应机理占主导地位；在酸性沸石分子筛裂解催化剂上的低温裂解过程中，碳正离子反应机理占主导地位；而在具有双酸性中心的沸石催化剂上的中温裂解过程中，碳正离子机理和自由基机理均发挥着重要的作用。 影响催化裂解的因素也主要包括以下四个方面：原料组成、催化剂性质、操作条件和反应装置。
原料组成：一般来说，原料油的H/C比和特性因数K越大，饱和分含量越高，BMCI值越低，则裂化得到的低碳烯烃（乙烯、丙烯、丁烯等）产率越高；原料的残炭值越大，硫、氮以及重金属含量越高，则低碳烯烃产率越低。各族烃类作裂解原料时，低碳烯烃产率的大小次序一般
是：烷烃>环烷烃>异构烷烃>芳香烃。
催化剂性质：催化裂解催化剂分为金属氧化物型裂解催化剂和沸石分子筛型裂解催化剂两种。催化剂是影响催化裂解工艺中产品分布的重要因素。裂解催化剂应具有高的活性和选择性，既要保证裂解过程中生成较多的低碳烯烃，又要使氢气和甲烷以及液体产物的收率尽可能低，同时还应具有高的稳定性和机械强度。对于沸石分子筛型裂解催化剂，分子筛的孔结构、酸性及晶粒大小是影响催化作用的三个最重要因素；而对于金属氧化物型裂解催化剂，催化剂的活性组分、载体和助剂是影响催化作用的最重要因素。
操作条件对催化裂解的影响与其对催化裂化的影响类似。原料的雾化效果和气化效果越好，原料油的转化率越高，低碳烯烃产率也越高；反应温度越高，剂油比越大，则原料油转化率和低碳烯烃产率越高，但是焦炭的产率也变大；由于催化裂解的反应温度较高，为防止过度的二次反应，因此油气停留时间不宜过长；而反应压力的影响相对较小。从理论上分析，催化裂解应尽量采用高温、短停留时间、大蒸汽量和大剂油比的操作方式，才能达到最大的低碳烯烃产率。
反应装置：反应器型式主要有固定床、移动床、流化床、提升管和下行输送床反应器等。针对CPP工艺，采用纯提升管反应器有利于多产乙烯，采用提升管加流化床反应器有利于多产丙烯。
2.5.1.2 催化裂化与催化裂解的区别
从一定程度上，催化裂解是从催化裂化的基础上发展起来的，但是二者又有着明显的区别，如下：
1、目的不同。催化裂化以生产汽油、煤油和柴油等轻质油品为目的，而催化裂解旨在生产乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯等基本化工原料。
2、原料不同。催化裂化的原料一般是减压馏分油、焦化蜡油、常压渣油、以及减压馏分油掺减压渣油；而催化裂解的原料范围比较宽，可以是催化裂化的原料，还可以是石脑油、柴油以及C4、C5轻烃等。
3、催化剂不同。催化裂化的催化剂一般是沸石分子筛催化剂和硅酸铝催化剂，而催化裂解的催化剂一般是沸石分子筛催化剂和金属氧化物催化剂。
4、 操作条件不同。与催化裂化相比，催化裂解的反应温度较高、剂油比较大、蒸汽用量较多、油气停留时间较短、二次反应较为严重。
5、反应机理不同。催化裂化的反应机理一般认为是碳正离子机理，而催化裂解的反应机理即包括碳正离子机理，又涉及自由基机理。
2.5.2 工艺流程
催化裂化工艺由三部分组成：原料油催化裂化、催化剂再生、产物分离等。催化裂化过程的主要化学反应有：裂化反应、异构化反应、氢转移反应、芳构化反应。催化裂化所得的产物经分馏后可得到液化气、汽油、柴油和重质馏分油。
反应部分。原料经对称分布物料喷嘴进入提升管，并喷入燃油加热，上升过程中开始在高
温和催化剂的作用下反应分解，进入反应器下段的气提段，经汽提蒸汽提升进入反应器上段反应分解后反应油气和催化剂的混合物进入反应器顶部的旋风分离器（一般为多组），经两级分离后，油气进入集气室，并经油气管道输送至分馏塔底部进行分馏，分离出的催化剂则从旋分底部的翼阀排出，到达反应器底部经待生斜管进入再生器底部的烧焦罐。
再生部分。再生器阶段，催化剂因在反应过程中表面会附着油焦而活性降低，所以必须进行再生处理，首先主风机将压缩空气送入辅助燃烧室进行高温加热，经辅助烟道通过主风分布管进入再生器烧焦罐底部，从反应器过来的催化剂在高温大流量主风的作用下被加热上升，同时通过器壁分布的燃油喷嘴喷入燃油调节反应温度，这样催化剂表面附着的油焦在高温下燃烧分解为烟气，烟气和催化剂的混合物继续上升进入再生器继续反应，油焦未能充分反应的催化剂经循环斜管会重新进入烧焦罐再次处理。最后烟气及处理后的催化剂进入再生器顶部的旋风分离器进行气固分离，烟气进入集气室汇合后排入烟道，催化剂进入再生斜管送至提升管。
烟气利用。再生器排除的烟气一般还要经三级旋风分离器再次分离回收催化剂，高温高速的烟气主要有两种路径，一、进入烟机，推动烟机旋转带动发电机或鼓风机；二、进入余热锅炉进行余热回收，最后废气经工业烟囱排放。
富气
分
沉
降器
水蒸气
炼油粗汽油
馏塔
气提塔
轻柴油
催化再生器
提升管重柴油油浆
回炼油浆
新原料油
主风机
水蒸汽
图2-19 催化裂化流程图 原料﹙加热到200℃﹚→提升管反应器→沉降器﹙催化剂进入再生器，然后返回到提升管反应器﹚→混合气体﹙500℃﹚进入分馏塔﹙底部有挡板﹚→轻组分﹙110℃﹚﹙重组分从塔底部流出即油浆﹚→换热器→进入油水气三相分离装置﹙污水流出，粗气一部分流出，一部分回流到分馏塔顶部﹚→C1-C4的气体进
入压缩机。
图2-1催化裂化装置工艺流程图
去分馏塔
回炼油
原料油
油浆
图2-20 高低并列式催化裂化反应再生系统
2.5.3 主要设备介绍
催化裂解装置核心设备为反应器及再生器，常见形式为同轴式和并列式。同轴式是指反应器（沉降器）和再生器设备中心在一个竖直轴线上，两个设备连接为一个整体，优点是节能、节省空间及制造材料，缺点是设备过于集中，施工安装及检维修不便；并列式是指反应器和再生在空间上并列布置，相对独立，有点是占用空间大，配套的钢结构成本相应高，优点是设备交叉少，内部空间较大，安装及检维修方便，工艺介质在其内部受设备形状影响较小，流体相对规律，在大型装置中应用相对较多。
2.6 常减压蒸馏
2.6.1 工艺原理
常压蒸馏是石油加工的“龙头装置”，后续二次加工装置的原料，及产品都是由常减压蒸馏装置提供。常减压蒸馏主要是通过精馏过程，在常压和减压的条件下，根据各组分相对挥发度的不同，在塔盘上汽液两相进行逆向接触、传质传热，经过多次汽化和多次冷凝，将原油中的汽、煤、柴馏分切割出来，生产合格的汽油、煤油、柴油及蜡油及渣油等。
2.6.2 工艺流程
原油中含有一定量的无机盐，其包括氯化钠、氯化镁、氯化钙，在水中易水解生成盐酸，对钢铁有腐蚀性。另外，氯离子使催化剂中毒，氯化钠沉积塔盘、管道、内壁，影响装置的传热。 原油在蒸馏前必须进行严格的脱盐、脱水，常用的办法是加破乳剂和水，使油中的水集聚，
并从油中分出，而盐份溶于水中，再加以高压电场配合，使形成的较大水滴顺利除去。水会增加燃料消耗和蒸馏塔顶的冷凝冷却器的负荷。电脱盐主要脱去是氯化钠其次是氯化镁和氯化钙。
图2-21 原油电脱盐流程
脱盐后原油换热到230-240oC进初馏塔，塔顶出轻汽油馏分或重整原料。塔底为拔头原油经
常压炉加热至360-370C进入常压分馏塔，塔顶出汽油。侧线自上而下分别出煤油、柴油以及其它油料常压部分大体可以到相当于原油实沸点馏出温度约为360C的产品。除了用增减回流量及各侧线馏出量以控制塔的各处温度外，通常各侧线处设有气体塔，用吹入水蒸气或采用“热重沸”的方法调节产品质量。除塔顶冷回流外，常压塔通常还设置2-3个中段循环回流。踏底用水蒸气汽提，塔底重油用泵抽出送减压部分。
常压塔底油经减压炉加热到405-410C送入减压塔，为了减少管路压力将和提高减压塔顶真空度，减压塔顶一般不出产品而直接与抽空设备联接，并采用顶循环回流方式。减压塔大都开有3-4个侧线，根据炼油厂的加工类型不同可生产催化裂化原料或润滑油料。
从原油的处理过程来看，常减压蒸馏装置分为原油初馏、常压蒸馏和减压蒸馏三部分，油料
o
o
o
在每一个部分都经历一次加热–汽化–冷凝过程，故称之为“三段汽化”。
图2-22 常减压蒸馏装置流程图
原油加压（40℃）→换热器→电脱盐（120～135℃）→初馏装置﹙一部分汽油产出﹚→换热器﹙320℃﹚→常压炉﹙360℃﹚→常压蒸馏塔﹙条形符阀塔57个塔板，一部分产品的回收，380℃以后的物质进入减压蒸
馏﹚→减压塔﹙抽真空-101.325kPa﹚→蜡油回收，渣油
2.6.3 主要设备介绍
1，常压塔
常压塔的作用是在接近常压状态下分离出原油中的部分组分,获得汽油煤油些油,为了使堂压侧线产品初馏点和闪点合格,在常压塔侧还设有一汽提塔,采用水蒸汽蒸馏的方式分离出常压侧线产品中的部分组分,一般常一线常结线需设汽提塔,常压汽提塔是各侧线汽提塔连接起来的组合塔。 2，减压塔
减压塔的作用是在减压状态下,
对经常压塔分馏后的常底油继续进行分馏获得重柴蜡油润
顶循
常一中线常二中线进料
滑油基础油等产品。
初顶油
(常一线)
柴油(常二线) 蜡油(常三线)
图2-23 常压塔示意图
去抽真空
减一线
减二减线 三线 减四线
压
图2-24 减压塔示意图
3 个人感受及改进意见
时间过的真快，转眼间，在安庆石化的实习已经结束了，虽然只有短短一周的时间，但是我却感到自己收获了不少，不仅有知识方面的积累，而且视野也得到了一定的开阔，我也确信这些会在今后的道路上对我起到了一定的作用。
实习期间，我们上午听了安庆石化中各个主要工段的生产原理的介绍和安全教育，下午并参观这些生产设施和仔细地听工程师的讲解，我们即得到石化加工的生产原理，环节和注意点，同时也增加了对以后工作中认识和心得体会。
吃苦在前享受在后，我们在听工程师讲石化生产流程时，同时也为了其他方面的知识，从中我们看出其中的刻苦和勤劳，这样才能有所成功。因此对于我们这些新手来说，在以后的道路上要成为一名成功者，首先就是必须能吃苦，必须在工作中不断地锻炼自己，虚心求教，刻苦学习，不断地成长，这样才能成为一名成功者，才能在自己的公司或用人单位有一席之地。同时当你功成名就时，你再回头看看以前那些风风雨雨是那么回味无穷，不乏白发之时是一种记忆的享受。
才能和特长，才能虽然后来的工作中可以得到培养，但是进入公司前你要有公司所需的才能，要与公司相匹配，如果实在没有，但你必须要有独特的吸引招聘公司的眼球才能，否则在一开始就直接被PASS了，特长也是以后展示你的魅力和潜能的有力法宝，运用自己的特长和才能，才能使得你在公司得到重用。当然你可以通过自己的勤劳得到这些，这就说明你可以胜任此工作，你将在这个工作中发挥自己的作用。
人际关系，人际关系是一门融入社会大家庭中必修课，而尤其想要做一番事业的人更应该学好这门课，因为你的成功并不仅仅是你自己一个人在奋斗，它更需要越来越多的人在背后支持你，你们就是一个团体，一个整体，一个拳头，这样才能打破任何困难险阻羁拌，成为一名成功的人。最后有梦想，一个人可以活着，但必须有自己的梦想，有自己的信念，否则你就是一具没有灵魂的僵尸，永远徘徊在这无边无际的世界中，找不到自己心中的那一盏灯。二十年后，我们就成为了这个世界的主人，所以我们这些未来的接班人更应该具有梦想。
进入石化公司，看到最多就是管道，每一个管道连接着不同原料不是我们几天就能搞定的，何况这些条条通向每一合成装置，每一个装置都有各自的原理和反应，因此必须要有一定恒心才能取得熟悉这些结构和知识。具有梦想的人才能坚定地学习这些知识才能获得成功。
但听到什么原理和方法却是国外的，虽然也有一些国内的专利，那却很少，并且性能不太好说，堂堂中国最大的公司拥有自己的专利却不多，所以我们这些承担了这个民族伟大复兴的重担的人，我们不仅要让国货的美好形象重新占领国人心中，让越来越多的中国支持自己的民族品牌，同时也将中国民族品牌洒向整个世界，就像丝绸一样让世界永远记住中国。因此我们这些大学生现在主要任务就是认真地学好自己的科学文化知识，成为一个“四有”人才，建设我们伟大的祖国。
短短的几天光阴已经离去，等待我的将是更进一步的考验，我会以饱满职业精神去迎接人生道路上的挑战！
4 附录
1、腈纶工段流程图
2、乙苯-苯乙烯工段流程图 3、延迟焦化工段流程图 4、加氢工段流程图 5、催化裂解工段流程图 6、常减压蒸馏工段流程图
学 院
专 业
姓 名
指 导 实 习
实 习
毕业实习报告 名 称 级） 号） 教 师 地 点 时 间 （班（学
目 录
1 中国石化安庆分公司概况.................................................................................................................... 1
1.1 安庆石化概况............................................................................................................................ 1
1.2 安庆石化发展历史 .................................................................................................................... 1
1.2.1 现状 ............................................................................................................................... 2
1.2.2 建厂 ............................................................................................................................... 2
1.2.3 发展 ............................................................................................................................... 2
2 实习各工段内容 ................................................................................................................................... 5
2.1 腈纶部 ....................................................................................................................................... 5
2.1.1 工艺原理........................................................................................................................ 5
2.1.2 工艺流程........................................................................................................................ 6
2.1.3 主要设备介绍 ................................................................................................................ 6
2.2 乙苯及苯乙烯工段 .................................................................................................................... 8
2.2.1 工艺原理........................................................................................................................ 8
2.2.1.1 乙苯 .................................................................................................................... 8 2.2.1.2 苯乙烯 ................................................................................................................ 8
2.2.1.3 工艺原理 .......................................................................................................... 10
2.2.2工艺流程....................................................................................................................... 12
2.2.2.1 乙苯 .................................................................................................................. 12
2.2.2.2 苯乙烯 .............................................................................................................. 15
2.2.3 主要设备介绍 .............................................................................................................. 20
2.3 延迟焦化工段.......................................................................................................................... 20
2.3.1 工艺原理...................................................................................................................... 20
2.3.2 工艺流程...................................................................................................................... 21
2.3.3 主要设备介绍 .............................................................................................................. 23
2.4 加氢工段 ................................................................................................................................. 24
2.4.1 工艺原理...................................................................................................................... 24
2.4.2 工艺流程...................................................................................................................... 24
2.4.3 主要设备介绍 .............................................................................................................. 25
2.5 催化裂解工段.......................................................................................................................... 26
2.5.1 工艺原理...................................................................................................................... 26 2.5.1.1 催化裂解 .......................................................................................................... 26
2.5.1.2 催化裂化与催化裂解的区别 .......................................................................... 27
2.5.2 工艺流程...................................................................................................................... 27
2.5.3 主要设备介绍 .............................................................................................................. 29
2.6 常减压蒸馏 ............................................................................................................................. 29
2.6.1 工艺原理...................................................................................................................... 29
2.6.2 工艺流程...................................................................................................................... 29
2.6.3 主要设备介绍 .............................................................................................................. 30
3 个人感受及改进意见.......................................................................................................................... 32
4 附录 ..................................................................................................................................................... 33
1、腈纶工段流程图........................................................................................................................ 33
2、乙苯-苯乙烯工段流程图 .......................................................................................................... 33
3、延迟焦化工段流程图 ................................................................................................................ 33
4、加氢工段流程图........................................................................................................................ 33
5、催化裂解工段流程图 ................................................................................................................ 33
6、常减压蒸馏工段流程图 ............................................................................................................ 33
1 中国石化安庆分公司概况
1.1 安庆石化概况 中国石油化工股份有限公司安庆分公司坐落在安徽省安庆市西北郊，地处长江下游的北岸，占地面积7平方公里。依托航空、长江黄金水道、京九铁路干线和高度发达的高速公路网，这里水、陆、空交通四通八达，便利的交通为安庆分公司的发展提供了有利的条件。
安庆分公司的前身为安徽炼油厂，1983年7月1日划归原中国石油化工总公司，改称中国石油化工总公司安庆石油化工总厂，后更名为中国石化安庆石油化工总厂，1998年11月又更名为中国石化集团安庆石油化工总厂。2000年2月28日，为了适应中国石化股份公司上市的需要，在中国石化集团公司的统一部署下，原安庆石化总厂正式重组为中国石化集团安庆石油化工总厂（存续部分）和中国石油化工股份有限公司安庆分公司（上市部分），并从2000年4月1日起正式分立运行。2007年7月18日将安庆石化总厂体制转换成中国石化集团资产经营管理有限公司安庆分公司。
安庆分公司目前拥有的主要生产装置及能力为：年加工原油550万吨/年的常减压装置、年加工能力140万吨/年的催化裂化装置、70万吨/年催化裂解装置、150万吨/年延迟焦化装置、160万吨/年加氢精制装置、22万吨/年催化重整装置、3万吨/年聚丙烯装置；日处理煤2000吨，每小时产出有效气（CO＋H2）14.2万m3的壳牌粉煤气化装置；33万吨/年的合成氨装置、58万吨/年的尿素装置；8万吨/年的丙烯腈装置、7万吨/年的腈纶装置等；拥有50万吨/年的化肥装船码头、20万吨/年的液态烃码头以及全长13公里的厂内铁路专用线和一个工业编组站。主要产品有以“双环”牌为主的化肥、油品系列，以“双铃”牌为主的化工系列和以“黄山”牌为主的腈纶系列等各类优质产品40余种，其中15种产品获省优、部优称号，部分产品出口美国、日本、法国、澳大利亚、越南、韩国等国家。2003年6月，“双环”和“黄山”两个品牌，被中国企业品牌推进委员会审定授予“中国著名品牌”称号。尤其2002年以来，安庆石化先后荣获了“全国守合同重信用企业”、“全国厂务公开民主管理先进单位”、“全国职业卫生示范企业” 、“安徽省文明单位”、“安徽省质量先进集体”、“安徽省十五发展创新工程先进集体单位”等称号。 随着化肥原料“油改煤”项目、6#燃煤锅炉的建成投用，10万吨/年乙苯－苯乙烯、13万吨/年丙烯腈扩建、220万吨/年蜡油加氢新建、“安庆—合肥”成品油管线等重点工程项目的相继启动和实施，以及预计投资100亿元的800万吨/年原油加工非乙烯炼化一体化项目的大力推进，企业将进一步“做特、做优、做大、做强”。面对新的形势，安庆分公司将按照中国石化总部的统一部署，以党的十七大精神为指导，全面贯彻科学发展观，走质量效益型和人与环境和谐发展的道路，延长产业链，增强竞争力，实现企业发展史上新一轮腾飞。
1.2 安庆石化发展历史
1.2.1 现状 近四十年来，在中国石化的直接领导下，在安徽省委、省政府及安庆市委、市政府的大力支持下，安庆石化励精图治，创新发展，走过了从无到有、不断壮大的发展历程，现已成为中国石化在沿江中上游炼化企业当中唯一一家集炼油、化肥、化纤、发电四位一体的特大型联合生产企业，固定资产总额超百亿元，年销售收入超200亿元，累计上缴国家和地方税金超过127亿元。
2009年6月24日，安庆石化800万吨/年炼化一体化油品质量升级改扩建项目经中国石化和安徽省联合会签上报国家发改委审批。这意味着安徽省政府和中国石化集团公司里程碑式的战略合作又掀开了新的一页，同时也意味着安庆石化在科学发展的道路上又迈出了一大步。
1.2.2 建厂 1970年9月，经毛主席、周总理亲自批准，中央决定在安徽省建造一座年加工原油250万吨的炼油厂，并相应配套生产部分化工产品。安徽省革委会经过多方论证，决定将这项工程放在安庆专区怀宁县山口镇，并列入1971年国家基本建设计划项目。由于当时国家正处在“备战备荒”的特殊时期，工程建设按照“靠山、隐蔽、分散”的原则，厂址选在离现在厂区20多公里外的怀宁县山口镇。从1970年下半年至1972年年底，工程在山区整整干了30个月，进展缓慢，用去投资2000多万元。后来因交通等问题，工程实在建不下去，才从山区迁出。
1973年3月，国家计委、建委、燃化部联合发文，把国家准备引进的十三套大化肥中的一套作为炼油配套工程，放在安庆建设，同时决定将厂址由原来的怀宁县山口镇内调整到安庆市“九里十八湾”地区。为早日实现投产，广大建设者在创业极为艰辛、物质极为匮乏的艰苦条件下，搬掉了7座山头，填平了30多口水塘，安装各种大型设备3800多台、仪表6000余个，铺设各种管线56万米，吊装各种塔器罐9l座，建筑大小码头7座。
1974年7月10日，安庆石化破土动工！
1975年2月6日，安徽省革委会决定将“安庆石油化工厂”改为“安庆石油化工总厂”。从破土动工到全部建成投产的4年零5个月时间里，安庆石化除建成炼油、化肥、热电、机修等主要生产厂外，还有油品中转站、可供数百万人口生活饮用的供水场、可停靠万吨巨轮的油港码头、污水处理场、总长310公里的各种工艺管线以及职工生活区、学校、医院等一批工程和生活设施也都相继建成！
1976年11月，第一轮原油驶进了安庆港。安庆石油化工总厂的投产，结束了安徽省没有石油化工的历史！1982年5月30日，安庆石油化工总厂通过国家验收，由试生产转为正式生产，正式加入了国家大型企业行列。
1.2.3 发展
为了使企业发展有后劲，安庆石化人再次吹响了“2348行动”的号角。历史不会忘记，1995年安庆石化创业史上风生水起、流光溢彩的“开工年”。2月，年加工量100万吨原油的炼油厂二套常减压装置一次投料试车成功；3月，当时世界最大的年加工量40万吨催化裂解联合装置一次
投料试车成功；4月，年产5万吨丙烯腈装置一次投料试车成功；8月，5万吨腈纶装置一次投料试车成功。从此，安庆石化集炼油、化肥、化纤、发电四位一体的大格局正式形成！
2000年2月，按照中国石化集团公司的统一部署，安庆石化总厂重组为上市和非上市两部分，并从当年4月1日正式分立运行。重组上市之初，装置规模小、盈利能力差、人员包袱重。为走出困境，安庆石化果断提出新时期的发展方向：“做精、做优、做特、做强，争当沿江中上游炼化企业排头兵”。与此同时，以前所未有的力度进行了大刀阔斧的战略性改革。
“这些年来，每每重温安庆石化进入新世纪的发展道路，我们始终坚持的最重要一条是，要按科学规律办事，越想加速发展，越要求真务实。”安庆石化总经理余夕志的语气异常坚决。 改革，实现发展的转型。早在1979年，安庆石化就及时引进了“承包责任制”。1982年，安庆石化打破了“原料等靠要，产品靠包销”的局面，率先探索出加工国贸价原油自主经营、自负盈亏的新路子。1984年，实行了厂长负责制。2003年，安庆石化在沿江企业率先实施扁平化管理，一举打破了延续近30年的“三级管理模式”；加快推进主辅分离改制分流、移交企业办社会职能等。截至2009年初，企业在岗职工总数从“十五”初12778人减至5709人，机关定员由607人减至365人，在职处、科干由1068人精简到466人。通过深化改革，企业初步建立了适应市场竞争的体制机制。
创新，激发发展的活力。2006年，安庆石化通过对世界顶尖的煤化工技术———壳牌粉煤气化技术的消化吸收、自主创新，对化肥原料实施“油改煤”改造。此工程的建成投产，被誉为“中国石化应用煤气化技术的一座里程碑”。安庆石化参与开发的DMMC-1新一代催化裂解催化剂工业应用项目，获得集团公司科技进步一等奖。近年来，安庆石化实施100万元以上的技改项目80余项，目前已拥有各类生产装置69套，年原油一次加工能力550万吨、二次综合加工能力500万吨，日处理煤炭能力2000吨，每小时制氧能力48200立方米（标）、发电能力20万千瓦时，并形成了以“双环”、“双铃”、“黄山”牌为主的油品、化工、化纤三大品牌系列产品40余种。 管理，刷新发展的模式。安庆石化努力打造传承和创新相结合的精细管理新模式，先后实施一体化管理、内控制度、全面预算等现代管理手段；建立以ERP为龙头的多层次信息控制体系；形成经营分析、生产优化、降本增效、专业技术攻关的“四个机制”……“三基”管理成绩斐然，在近年来总部“三基”工作表彰会上，安庆石化毫无逊色地与镇海、燕山、茂名这些大企业一起站在了领奖台上。装置运行实现了由“两年一修”到“三年一修”的跨越；“十一五”以来累计挖潜增效12.73亿元；各项经济技术指标大幅提升，与“十五”初相比，2008年炼油综合能耗下降25.51个单位，在同等规模企业中排名第一；丙烯腈综合能耗下降129.57个单位，处于国内先进水平；吨油利润、吨油完全费用在同等规模企业排名第一；炼油板块盈利能力进入亚太地区领先群组行列。
绿色，提升发展的理念。“企业发展决不能以牺牲资源和环境为代价，必须走资源节约型、环境友好型、科技创新型的新型工业化路子。”这是安庆石化人的共识，也是承诺！安庆石化先后投入资金10多亿元用于废水、废气、废渣等“三废”处理，实现了达标排放。与此同时，还积极优化、改进工艺，开展技术攻关与创新。硫磺、电煤干灰回收装置等环保设施的建设，变废为宝；炼油低温热改造工艺的实施，被誉为循环经济的典范。与“十五”初相比，安庆石化每年节能量达19万吨标准煤。作为安徽省最大的中央直属企业、唯一的石油化工企业，安庆石化先后为年产26万吨氰化钠的曙光集团公司、年产10万吨二氧化碳的凯美特公司、大观工业园
区等市属骨干企业的建设提供原料和技术支持，此举既延伸了产业链条，降低了生产成本，又合理利用了资源，从源头解决了环境污染问题。
和谐，营造发展的氛围。“推动企业发展、服务职工群众”，安庆石化党建工作始终坚持“体制上适应、机制上创新、方法上改进”的总体思路、“基础在一线、稳定在一线、保证在一线”的工作理念、“重在打基础，实践先进性，增强凝聚力”的工作准则，着力建设党建和思想政治工作“1153”工作体系，受到了国资委和中国石化集团公司党组的肯定，并被评为“全国厂务公开、民主管理先进单位”。安庆石化始终把建设优秀的企业文化作为重要载体，用新时期“凝心聚力、开拓创新、事争第一”的企业精神鼓舞广大职工，为企业发展注入强大动力。建立“职工大病医疗互助金”和“职工扶贫帮困金”，开展职工生日祝福、全员健康普检，规范化操作室建设……安庆石化和谐发展的脚步一刻也没有停歇过！安庆石化还积极参加爱心助学、对口扶贫、向灾区捐款等活动，先后共捐款近四百万元，努力营造社会的大和谐。
在加快发展的进程中，安庆石化勇担重任，以自己的实际行动忠实履行着国有大企业的经济责任、政治责任和社会责任，全面提升安全稳定、经济效益及和谐发展三大业绩。面对“十一五”以来的政策性亏损，安庆石化坚持讲政治、顾大局、守纪律，精心组织炼油装置高负荷生产，有力地保证了抗雪保运、抗震救灾期间周边成品油市场的稳定供应。“没有国家中部崛起的战略决策，没有中国石化与安徽省新里程碑般的战略合作，就没有安庆石化今天的好局面；而科学发展观的落实，犹如和风，给安庆石化带来了健康发展的春天。”安庆石化党委书记叶健宁深有感触地说。
后来，中国石化集团公司总经理苏树林亲临安徽省，代表中国石化与安徽省签署了《战略合作协议》，双方一致同意在安庆石化实施炼化一体化项目，形成800万吨/年炼油综合加工能力，提高成品油质量、调整产品结构、实现规模效益，并坚持石油化工和煤化工相结合，延伸产业链，走出一条具有安庆石化特色的炼化一体化道路。目前，国家发改委又将安庆石化的油品质量升级改扩建项目列入《石化产业调整和振兴规划》石化技术改造专项并开展项目前期工作。这为安庆石化新一轮的科学有效发展提供了重要机遇。近几年，安徽省大力实施东向发展战略，“泛长三角”区域经济的崛起，又将为安庆石化提供广阔的周边市场和高速增长的产品需求。 决胜在未来，增长看后劲。今年，安庆石化积极应对全球金融危机的挑战，科学组织生产经营，提出了确保全年挖潜增效3亿元、力争4亿元，关键指标处于总部炼化企业第一方阵的目标，力争实现安庆石化建厂35年来的最大盈利。同时，安庆石化正以800万吨/年炼化一体化项目为契机，通过建设13万吨/年丙烯腈、25万吨/年丁辛醇等化工装置，实现产业链有效延伸，有效整合区域的资源和市场优势，在皖西南形成以安庆石化为核心的石化产业集群。
在油品质量升级改扩建项目中，安庆石化还将按照“以新代老”的原则，采取前加氢等国际上先进技术，最大限度地解决环保欠帐和遗留问题，全面提高清洁生产水平。要确保项目建成后，炼油排水量由目前的250吨/小时减少到209吨/小时，吨油排水量由0.50吨减少到0.22吨；全厂二氧化硫排放量由9447吨/年减少到4950吨/年，用行动来实现企业的安全发展，清洁发展，全面协调可持续发展。
“大鹏一日同风起，扶摇直上九万里”。经历了35年创业历程的安庆石化，宏图绘就，大业在望。站在了一个新起点上，安庆石化人将循着科学发展的思路，乘着中部崛起的春风，迈开矫健的脚步，开始新的跨越。
2 实习各工段内容
2.1 腈纶部
2.1.1 工艺原理
丙烯腈是合成纤维，合成橡胶和合成树脂的重要单体。由丙烯腈制得聚丙烯腈纤维即腈纶，其性能极似羊毛，因此也叫合成羊毛。丙烯腈与丁二烯共聚可制得丁腈橡胶，具有良好的耐油性，耐寒性，耐磨性，和电绝缘性能，并且在大多数化学溶剂，阳光和热作用下，性能比较稳定。丙烯腈与丁二烯、苯乙烯共聚制得ABS树脂，具有质轻、耐寒、抗冲击性能较好等优点。丙烯腈水解可制得丙烯酰胺和丙烯酸及其酯类。它们是重要的有机化工原料，丙烯腈还可电解加氢偶联制得己二腈，由己二腈加氢又可制得己二胺，己二胺是尼龙66原料。可制造抗水剂和胶粘剂等，也用于其他有机合成和医药工业中，并用作谷类熏蒸剂等。此外，该品也是一种非质子型极性溶剂、作为油田泥浆助剂PAC142原料。由丙烯腈制得的腈纶纤维有人造羊毛之称。具有柔软、膨松、易染、色泽鲜艳、耐光、抗菌、不怕虫蛀等优点，根据不同的用途的要求可纯纺或与天然纤维混纺，其纺织品被广泛地用于服装、装饰、产业等领域。
腈纶的生产先由丙烯腈聚合制备原液，再进行过滤脱泡等进行纺丝，初生纤维还要经过冷牵伸、热牵伸和卷曲等工序处理才能切割打包得到产品。
聚丙烯腈共聚物的连续水相沉淀聚合生产工艺主要优点是可采用水溶性氧化-还原引发体系引发，使聚合在30～50℃之间甚至更低温度下进行，所得产物色泽较白；反应热容易移出，便于控制聚合温度，产物相对分子质量分布较窄；聚合速度快，粒子大小均一，聚合转化率比较高，聚合物含水率低，浆液易于处理，对纺丝溶剂-硫氰酸钠浓水溶液纯度的要求低于一步法，回收工序简单。
经一步法制得的纺丝原液含有未反应的单体、气泡和少量的机械杂质，必须加以去除。为保证纺丝原液的质量均一性，还必须进行混合，故纺丝原液的制备包括脱单体、混合、脱泡、调温和过滤等环节，才能制得符合工艺要求的纺丝原液。
在纺丝过程中将聚合工段送来的经脱泡、过滤后的纺丝原液经计量泵压入烛形过滤器至喷头，以5～10m/s的纺丝速度喷出纺丝细流，在凝固溶中凝固成形。初生的丝条再经预热溶进一步凝固脱水，并给予适当的拉伸后，於蒸汽加热下进行高倍率拉伸。拉伸后的纤维再经水洗、上油、干燥、热定型、卷曲等工序制得聚丙烯腈纤维。
2.1.2 工艺流程
图2-1 丙烯腈聚合工艺流程
图2-2 原液制备系统流程
图2-3 纺丝工艺流程
2.1.3 主要设备介绍
1,聚合反应釜及装置
图2-4 聚合流程图
聚合釜的条件：温度60±0.5C，pH=2.0-3.0，反应时间47-48min。
AN、VA、RM、CAT、BME、WDEA、MAS→进入反应釜﹙搅拌﹚→混合器←RW、NaOH
o
2,脱单塔
图2-5 脱单装置
脱单的目的：增加接触面积，延长物料的停留时间。
2％聚丙烯腈→脱单塔→部分冷凝器→真空冷凝器→分层器→单体吸收槽→回收单体 。 塔底通入蒸汽，二楼进料。
脱单塔含有填料，填料的作用∶则加接触面积，延长停留时间。
3,水洗装置：
图2-6 水洗装置
20％PAN→水洗工料罐→转筒分离机→浆化槽→ 储料罐→匀浆泵→原液
目的：去掉无机盐、单体等。
4,脱水浆化装置
图2-7 脱水浆化装置
加入56%、60C的NaSCN和NaHSO3，消耗氧气，加入TBP，除去泡沫。 o
2.2 乙苯及苯乙烯工段
2.2.1 工艺原理
2.2.1.1 乙苯
乙苯（ethylbenzene）一种芳烃，存在于煤焦油和某些柴油中。易燃，其蒸气与空气可形成爆炸性混合物。遇明火、高热或与氧化剂接触，有引起燃烧爆炸的危险。它是一个芳香族的有机化合物，主要用于生产苯乙烯，进而生产苯乙烯均聚物以及以苯乙烯为主要成分的共聚物（ABS，AS等）。乙苯少量用于有机合成工业，例如生产苯乙酮、乙基蒽醌、对硝基苯乙酮、甲基苯基甲酮等中间体。在医药上用作合霉素和氯霉素的中间体。也用于香料。此外，还可作溶剂使用。 本品对皮肤、粘膜有较强刺激性，高浓度有麻醉作用。急性中毒：轻度中毒有头晕、头痛、恶心、呕吐、步态蹒跚、轻度意识障碍及眼和上呼吸道刺激症状。重者发生昏迷、抽搐、血压下降及呼吸循环衰竭。可有肝损害。直接吸入本品液体可致化学性肺炎和肺水肿。慢性影响：眼及上呼吸道刺激症状、神经衰弱综合征。皮肤出现粘糙、皲裂、脱皮。使用时应当注意防患。
2.2.1.2 苯乙烯
苯乙烯也是芳烃的一种。分子式C8H8，结构简式C6H5CH=CH2存在于苏合香脂（一种天然香料）中。无色、有特殊香气的油状液体。熔点－30.6℃，沸点145.2℃，相对密度0.9060(20/4℃)，折光率1.5469，黏度0.762 cP（68°F）。不溶于水(
1，4-二(乙烯基)苯的共聚物。苯乙烯还可以发生烯烃所特有的加成反应。在工业上，苯乙烯可由乙苯催化去氢制得。实验室可以用加热肉桂酸的办法得到。
表2-1 乙苯物性参数
上游原料:苯、苯、乙烯。下游产品:β-苯乙醇、氧化苯乙烯、丙烯酸树脂、丙烯酸树脂乳液、丙烯酸改性树脂、热塑性丙烯酸树脂、纯丙乳液、甲基丙烯酸甲酯-苯乙烯共聚物(372型)、甲基丙烯酸-苯乙烯共聚树脂、甲基丙烯酸甲酯-丁二烯-苯乙烯共聚物、甲基丙烯酸甲酯-丙烯腈-苯乙烯共聚物(MAS-711)、苯乙烯-甲基丙烯酸甲酯共聚模。
表2-2 苯乙烯物性参数
健康危害：对眼和上呼吸道粘膜有刺激和麻醉作用。急性中毒：高浓度时，立即引起眼及上呼吸道粘膜的刺激，出现眼痛、流泪、流涕、喷嚏、咽痛、咳嗽等，继之头痛、头晕、恶心、呕吐、全身乏力等；严重者可有眩晕、步态蹒跚。眼部受苯乙烯液体污染时，可致灼伤。慢性影响：常见神经衰弱综合征，有头痛、乏力、恶心、食欲减退、腹胀、忧郁、健忘、指颤等。对呼吸道有刺激作用，长期接触有时引起阻塞性肺部病变。皮肤粗糙、皲裂和增厚。
2.2.1.3 工艺原理
1，乙苯
（1）催化干气预处理部分
乙苯烃化催化剂最怕碱性物质，会造成催化剂失活。而催化干气多采用乙醇胺等碱性物质脱硫技术脱除硫化氢，因此为了防止碱性物质进入烃化反应系统，催化干气首先要经过水洗。干气中的丙烯会与苯生成丙苯，同时会增加甲苯的生成量，造成苯耗上升增加产品成本，所以需要通过吸收的办法尽可能降低干气中丙烯的含量。
（2）烃化及反烃化部分
C2H4 + C6H6 = C6H5C2H5
在沸石催化剂上存在Lewis酸中心，可以吸附干气中的乙烯分子，生成正碳离子L-CH2CH2+，再与苯进行加成反应生成乙苯。这一反应是可逆反应，但是在反应条件下，正向反应(烃化)比逆反应(反烃化)更有利。烃化反应是放热反应。反应热△H=-106.2KJ/ mol。
在反烃化反应器中，在沸石催化剂上同样存在Lewis酸中心，吸附多乙苯分子生成正碳离子，发生烷基转移反应生成乙苯，并达到稳态浓度。
（3）分离部分
自反应部分来的烃化产物是苯、乙苯、多乙苯、丙苯、非芳等组成的混合物。尾气吸收塔用多乙苯作为吸收剂吸收掉烃化尾气中的重组分，轻组分送出装置。吸收塔底的重组分与反烃化产物进入循环苯塔，将其中的苯回收，返回到烃化反应器和反烃化反应器。非芳塔的作用是从循环苯中的脱除轻非芳烃和低沸点化合物，以防积累，同时回收不凝气中的苯，降低苯耗。乙苯精馏塔的主要任务就是使乙苯产品达到苯乙烯装置所要求的工艺指标，乙苯产品的质量将决定苯乙烯的质量，特别是其中二乙苯的含量不能超过10ppm（wt），以防止在苯乙烯单元中形成难溶的聚合物。为了减少苯乙烯中α－甲基苯乙烯的含量，设置丙苯塔，以脱除丙苯的同系物。多乙苯塔将反应产物中的二乙苯、三乙苯回收，送到反烃化反应器，与苯反应生成乙苯。为了充分地回收热量，在循环苯塔、乙苯精馏塔、丙苯塔顶设置蒸汽发生器，产生0.21MPa蒸汽。
（4）载热部分
热载体即导热油，通过热载体加热炉加热后为丙烯解吸塔、反烃化反应器、多乙苯塔提供热源。载体可以循环利用。
2，苯乙烯
（1）脱氢反应部分
乙苯在催化剂的作用和620℃、75～90kPa的条件下发生脱氢反应，化学方程式如下：
C6H5C2H5 → C6H5C2H3 + H2
反应是可逆吸热反应，反应产物分子数增加，因此高温负压有利于反应平衡向生成苯乙烯的方向移动。蒸汽作为热量的载体加入反应体系中，同时可以起到提高乙苯转化率和苯乙烯选择性的作用。
主要的副反应是生成苯和甲苯的反应：
C6H5C2H5 → C6H6 + C2H4
C6H5C2H5 + H2 → C6H5CH3 + CH4
在脱氢反应条件下上述的副反应是不可逆的，通常采取控制乙苯总转化率的方法来控制副反应，一般乙苯的总转化率控制在65%，其中第一反应器的乙苯转化率控制在40%为好。
高温下由于烃类物质及氢气和水的存在，会发生积碳和相应的水煤气变换反应，通常能够自动“更新催化剂的表面，抑制积碳在可以接受的范围内，不至于影响催化剂的性能。
C6H5C2H5 = 8C + 5H2
8C + 16H2O = 8CO2 + 16H2
CH4 + H2O = CO + 3H2
CO + H2O = CO2 + H2
CO2 + H2 = CO + H2O
乙苯中二乙苯的存在会生成极易聚合的二乙烯基苯，会导致空冷器、油水分离器及工艺凝液处理系统堵塞，因此应严格控制乙苯中二乙苯的含量在10ppm以下。
乙苯中丙苯的存在会导致生成α-甲基苯乙烯，会影响苯乙烯的质量。乙苯中二甲苯的存在会作为惰性组份影响苯乙烯产品的纯度。
（2）油水分离及凝液回收部分
脱氢气中含有不凝组份氢、一氧化碳、二氧化碳、甲烷，不溶于水的苯、甲苯、乙苯、苯乙烯及水。经过冷凝后的液相会分成油水两相，分相的好坏影响苯乙烯精馏的操作和凝液的回收，理想的分相效果是水相中没有烃类物质便于凝液回收，而油相中没有水使得苯乙烯精馏负压操作稳定。分相效果主要受温度的影响，根据实际操作经验，在50℃左右时分相的效果最好。 在液相中的苯乙烯容易发生聚合，尤其是当温度超过80℃后聚合速度明显加快。因此应尽量避免液态的苯乙烯长时间处于超过80℃的环境中。
（3）尾气压缩及吸收部分
脱氢尾气用来作为蒸汽过热炉的燃料，由于其中含有少量苯乙烯，为了防止堵塞管路和烧咀，需要利用溶剂吸收的方法除去所含的苯乙烯，溶剂为乙苯装置的多乙苯。脱氢尾气在压缩过程中温度会上升，这时其中所含的少量苯乙烯会发生聚合，因此采取在尾气压缩机入口的方法保证其出口温度不超过70℃。必要时可以喷入乙苯清洗压缩机中的聚合物。尾气压缩机为双螺杆压缩机。为了保证密封系统正常工作，压缩机需要在接近正常进出口压力的状态下启动。因此设置了开工喷射泵，开工时先将系统压力降至接近正常工况，然后启动压缩机，待压缩机正常工作后再逐步关闭开工喷射泵。需要注意的是尾气压缩机入口压力不能过低，否则会影响空冷器及后冷器的冷凝能力，可能导致压缩机出口液体增加和压缩机排出罐排不及而停机。
（4）苯乙烯精馏部分
C-401和C-403都是在负压条件下操作的分馏塔，内装金属高效规整填料。它们的负压操作条件分别由液环式真空泵PA-41、PA-43抽吸形成。C-403底的薄膜蒸发器的作用是靠蒸发器中转子的转动带动刮板连续运动使焦油在器壁上形成一层均匀的油膜，通入的蒸汽使油膜中的苯乙烯蒸发出来，重新回到苯乙烯精馏塔，充分回收，提高苯乙烯的产率。为了防止苯乙烯在C-401中聚合，在其进料中注入NSI阻聚剂；为了防止苯乙烯产品在生产和储运过程中聚合，在C-403塔顶气相出料线上和产品出装线上注入TBC阻聚剂。
（5）乙苯回收及苯甲苯分离部分
自C-401塔顶来的物料为由乙苯、甲苯、苯和少量苯乙烯组成的混合物，经过乙苯回收塔C-402回收其中的乙苯，并将其返回到脱氢反应系统作为乙苯脱氢的原料。比乙苯沸点低的甲苯和苯进入C-404进行分离，甲苯既可以作为化工原料外卖，也可以送到海南炼化的汽油罐作为汽油产品；苯作为本装置的副产品送到罐区的苯储罐。
2.2.2工艺流程
2.2.2.1 乙苯
（1）催化干气预处理部分
催化干气进装置后进入催化干气水洗罐。该罐具有两个作用，其一是将催化干气进装置时携带的液体除去，另一作用是用水将携带的MEA除去。罐内设填料一段，罐底设水洗循环泵，水洗用水循环使用。
从催化干气水洗罐顶部出来的气体依次进入催化干气换热器、催化干气过冷器与丙烯吸收塔塔顶出来的低温催化干气、冷冻水换热，温度降至15℃，从底部进入丙烯吸收塔。吸收剂从丙烯吸收塔顶部进入与催化干气逆向接触，将催化干气中的丙烯绝大部分除去，从丙烯吸收塔顶部出来的催化干气进入催化干气换热器与进塔的催化干气换热回收部分冷量后去反应部分。吸收了丙烯的吸收剂从塔底出来进入贫液－富液换热器与贫液换热后进入解吸塔。
图2-8 原料预处理部分流程
解吸塔进料进入解吸塔后，塔顶汽相进入解吸塔顶蒸汽发生器冷凝冷却，然后进入解吸塔回流罐，冷凝下来的液体用解吸塔回流泵送至解吸塔顶部，未冷凝的气体从解吸塔回流罐顶部
出来后依次进入解吸塔顶冷却器解吸塔顶气过冷器进一步冷凝冷却，然后进入解吸塔顶分液罐进行气液分离，冷凝下来的液体用解吸塔顶凝液泵送入解吸塔回流罐，未冷凝的气体出装置。解吸塔塔底物料用吸收剂循环泵（P-102A/B/C）加压后依次通过贫液－富液换热器、贫液过冷器冷却，返回丙烯吸收塔塔顶循环使用。解吸塔蒸汽发生器产0.21Mpa蒸汽，解吸塔底重沸器热源为热载体。
（2）烃化及反烃化部分
脱除丙烯后的催化干气分四路进入烃化反应器。从分离部分来的循环苯分作两路。其中一路与新鲜苯换热，然后与反应产物换热，最后经循环苯加热炉加热至340～360℃后，进入烃化反应器顶部。烃化反应器操作条件为：温度320～340℃，压力0.8MPa，苯：乙烯分子比6～7，乙烯重量空速为0.4～0.5h。从烃化反应器出来反应产物首先进入反应产物－循环苯换热器
（二），再进入反应产物－循环苯换热器（一）与烃化反应用循环苯换热。从分离部分来循环苯进入循环苯罐后，用循环苯泵抽出后分为两路，一路为烃化反应用苯，另一路为反烃化用苯。烃化反应用循环苯先依次通过新鲜苯－循环苯换热器与新鲜苯换热，然后经反应产物－循环苯换热器（二）、反应产物－循环苯换热器（一）换热并汽化至250℃，进入循环苯加热炉。反应产物被冷却至159℃，然后进入反应产物－苯塔进料换热器与苯塔进料换热被冷却至127℃，换热后被冷凝下来的液体用反应产物中间凝液泵抽出，与换热后的苯塔进料混合进入分离部分，未冷凝的气体再经反应产物冷凝冷却器用循环水冷却至40℃，被冷凝下来的液体，自流至分离部分的烃化尾气吸收塔底部，未冷凝的气体最后进入反应产物冷却器用冷冻水冷凝冷却至15℃，最后自流至分离部分的尾气吸收塔底部。烃化反应器设两台，一开一备。
从分离部分来的反烃化料与从分离部分来的反烃化用苯进入反烃化反应进料罐，混合后用反烃化反应进料泵升压至4.0MPa，然后进入反烃化反应进料加热器用热载体加热至反应所需温度，最后进入反烃化反应器底部，反烃化反应器操作条件为：温度260℃，压力3.9MPa，苯：反烃化料重量比6～8，反烃化料重量空速1～1.5h。从反烃化反应器顶部出来的反烃化反应产物降压后进入分离部分的循环苯塔。反烃化反应器设一台。 -1-1
图2-9 反应部分流程
烃化催化剂、反烃化催化剂均采用器外再生。烃化催化剂、反烃化催化剂在开工前需要进
行活化，活化介质为氮气或净化压缩空气，采用电加热器加热氮气或净化压缩空气。
（3）分离部分
自反应产物过冷器来的反应产物进入尾气吸收塔底部，在0.575Mpa压力下闪蒸，闪蒸汽相与自上而下的吸收剂逆向接触，将汽相中绝大部分苯及重组分吸收下来后，尾气自塔顶出装置。闪蒸液相、吸收剂及吸收下来的苯等重组分、反应产物冷凝冷却器壳侧凝液等液体混合后，自塔底经吸收塔底泵压送至反应产物－苯塔进料换热器，加热至127℃后，与该换热器壳侧凝液混合后进入循环苯塔。
循环苯塔共有三股进料，一股是从反应产物－苯塔进料换热器过来的物料，一股是反烃化反应产物，一股是新鲜苯。三股物料在不同位置进入循环苯塔后，苯及不凝气从塔顶蒸出进入循环苯塔顶蒸汽发生器和循环苯塔顶后冷器冷凝冷却后进入循环苯塔回流罐凝液全部经由循环苯塔回流泵打入塔顶作为回流，未冷凝的气体从循环苯塔回流罐罐顶出来后进入脱非芳塔作为脱非芳塔进料。循环苯塔侧线抽出循环苯，用循环苯塔侧线抽出泵送至循环苯罐供反应部分用苯。塔底物料自压至乙苯精馏塔。循环苯塔顶蒸汽发生器产0.21MPa蒸汽，循环苯塔顶后冷器产120℃热水，循环苯塔重沸器热源为3.5MPa蒸汽。
脱非芳塔进料从底部进入脱非芳塔，脱非芳塔塔顶气体经脱非芳塔顶冷凝冷却器和脱非芳塔顶后冷器冷凝冷却，然后进入脱非芳塔回流罐进行气液分离，不凝气从脱非芳塔回流罐顶出来进入燃料气分液罐，液体用脱非芳塔回流泵送至脱非芳塔顶部作为脱非芳塔回流。脱非芳塔塔底物流用脱非芳塔底泵送至循环苯塔或循环苯罐。脱非芳塔内置重沸器热源采用1.0MPa蒸汽。
图2-10
分离部分流程
乙苯精馏塔进料进入乙苯精馏塔后，乙苯从塔顶蒸出，进入乙苯精馏塔顶蒸汽发生器冷凝，冷凝液进入乙苯精馏塔回流罐，经乙苯精馏塔回流泵加压后，一部分打入塔顶作为回流，另一部分经乙苯产品冷却器冷却至40℃后送至乙苯产品罐，然后用乙苯产品泵送出装置，合格乙苯送至罐区乙苯罐，不合格乙苯送至罐区不合格乙苯罐。塔底物料经乙苯精馏塔底泵加压后分为
两路：一路作为丙苯塔进料送至丙苯塔，另一路作为尾气吸收塔的循环吸收剂依次经循环吸收剂－反烃化料换热器、循环吸收剂冷却器、循环吸收剂过冷器冷却至15℃进入尾气吸收塔塔顶。乙苯精馏塔塔顶蒸汽发生器产0.21MPa蒸汽，乙苯精馏塔底重沸器的热源为3.5MPa蒸汽。
丙苯塔进料进入丙苯塔，丙苯从塔顶蒸出，进入丙苯塔顶蒸汽发生器冷凝，冷凝液进入丙苯塔回流罐，然后经丙苯塔回流泵加压后分为两路，一部分打入塔顶作为回流，另一部分由丙苯冷却器冷却至40℃后，送入丙苯罐。由于丙苯量很小，生产过程中丙苯馏分送出为间歇操作。塔底物料经丙苯塔底泵送入多乙苯塔。丙苯塔顶蒸汽发生器产0.21MPa蒸汽，丙苯塔重沸器热源为3.5MPa蒸汽。
多乙苯塔进料进入多乙苯塔后，二乙苯、三乙苯等组分从塔顶蒸出，进入多乙苯塔顶冷凝器冷凝，冷凝液进入多乙苯塔回流罐，一部分经多乙苯塔回流泵打入塔顶作为回流，另一部分经反烃化料泵送入反应部分。塔底物料经多乙苯塔底泵送至高沸物冷却器冷却至40℃后，送入高沸物罐。由于高沸物量很少，生产过程中高沸物送出为间歇操作。多乙苯塔顶冷凝器产热水，多乙苯塔重沸器热源为热载体。多乙苯塔为减压操作，从外部漏入系统的空气等不凝气，经多乙苯塔回流罐顶部冷却器冷却后，由液环式真空泵抽出排入大气。 （4）载热部分
热载体进装置后送至热载体罐，由热载体注入泵送入热载体循环系统。热载体经热载体泵加压后送入热载体加热炉加热到305℃。分两路送至解吸塔重沸器、反烃化反应进料加热器作热源。从解吸塔重沸器出来的热载体进入多乙苯塔底重沸器作为热源。从反烃化反应进料加热器、多乙苯塔底重沸器出来的热载体混合返回热载体泵。热载体循环使用。热载体加热炉为盘管式定型设备。停工或检修时热载体用热载体开停工冷却器冷却、氮气压送至热载体罐。
2.2.2.2 苯乙烯
（1）脱氢反应部分
循环乙苯和新鲜乙苯经过减压控制进入乙苯蒸发器，在100KPa和98℃条件下蒸发。由于循环乙苯中有苯乙烯存在，在蒸发温度下极易聚合，为防止聚合物堵塞，需要保证一定流量的乙苯从E-304底部连续排放到油水分离器。为了降低乙苯的蒸发温度，沿E-304底部均匀分布三个稀释蒸汽喷头，连续不断通入稀释蒸汽与乙苯形成低沸点共沸物。加入稀释蒸汽还可以起到防止高粘度液体在E-304底部不均匀堆积的作用。
从E-304出来的乙苯蒸汽进入乙苯过热器E-301，与从第二反应器R-302出来的反应产物换热升温到约500℃后进入第一反应器R-301入口的进料混合器，在与来自蒸汽过热炉的808℃主蒸汽混合进入第一反应器。第一反应器入口温度为620℃，出口温度降至541℃。通过控制进入进料混合器的主蒸汽温度来调整第一反应器入口温度，以保证第一反应器乙苯转化率在40%左右。正常情况下进入进料混合器的蒸汽和乙苯的重量比（水油比）为1.38～1.40。
从第一反应器出来的混合物经过第二反应器R-302顶部的中间再热器加热到625℃后进入第二反应器。通过控制进入中间再热器壳程的主蒸汽温度来调整第二反应器的入口温度，以保证整个脱氢反应乙苯的总转换率为65%。从第二反应器出来的脱氢气经过乙苯过热器E-301、低压废热锅炉E-302和低低压废热锅炉E-303冷却到120℃后油水分离及凝液回收部分。
低压废热锅炉发生0.35MPa的蒸汽供苯乙烯精馏使用，低低压废热锅炉发生40kPa的蒸汽供尾气压缩及吸收部分的解析塔C-303和油水分离及凝液回收部分的汽提塔C-301使用。蒸汽过热炉F-301将0.21MPa、133℃的主蒸汽加热到810℃进入第二反应器顶部再热器，出来后降温到588℃然后再进入蒸汽过热炉F-301升温到808℃进入第一反应器进料混合器。蒸汽过热炉的燃料按照优先使用顺序是乙苯装置渣油和苯乙烯装置焦油、脱氢尾气，不足部分用燃料气补充。
图2-11 乙苯脱氢反应工艺流程 1—蒸汽过热炉；2（Ⅰ、Ⅱ）—脱氢绝热径向反应器；3，5，7—分离罐；
4—废热锅炉；6—液相分离器；8，12，13，15—冷凝器；9，17—压缩机；10—泵；11—残油汽提塔；14—残油洗涤塔；16—工艺冷凝汽提塔
（2）油水分离及凝液回收部分
从低低压废热锅炉E-303出来的120℃、33kPa的脱氢气，进入急冷器S-301与喷雾状的急冷水混合后迅速降温到70℃以下，然后进入空冷器A-301冷凝。空冷器中未冷凝的气体进入后冷器E-306,从空冷器冷凝下来的液体温度约58℃，与后冷器冷凝下来的液体混合后温度降到52℃进入油水分离器D-305。后冷器出来的不凝气叫做脱氢尾气，送往尾气压缩及吸收部分。 油水分离器D-305内设有隔板，油水混合物在隔板的一侧分层为油水两相，油相在上，水相在下。随着油水混合物不断进入油水分离器，油相也不断增加并越过隔板进入另一侧。分离后的油相称为脱氢液由脱氢液泵P-301送往脱氢液储罐。分离后的水相称为工艺凝液，由工艺凝液泵输送，经聚结器D-312分离浮油后进入汽提塔冷凝器E-307与汽提塔顶气换热升温至67℃，再经蒸汽混合器用蒸汽升温到73℃后进入汽提塔C-301。
工艺凝液在汽提塔C-301中用来自低低压废热锅炉的40kPa回收蒸汽汽提，汽提塔釜液中的含油量降至5ppm以下，由汽提塔釜液泵P-303输送，经过凝液过滤器过滤后作为废热锅炉的给水。汽提塔顶气体经过冷凝后的液体送往油水分离器D-305，不凝气体进入脱氢尾气。
汽提塔冷凝器E-307共两台，一用一备，一旦在用的一台因聚合堵塞，可切换用另一台，然后用乙苯清洗堵塞的一台。
（3）尾气压缩及吸收部分
从后冷器E-306出来的脱氢尾气先进入压缩机吸入罐D-307，分离出少量夹带的液体后进入水封罐D-308，然后进入尾气压缩机K-301入口。压缩机入口喷入工艺凝液保证出口温度在63℃
左右。压缩机排出的脱氢尾气经过尾气冷却器E-310冷却后进入压缩机排出罐D-310，然后进入吸收塔C-302。从吸收塔顶排出的脱氢尾气送往蒸汽过热炉F-301作为燃料。压缩机吸入罐D-307和压缩机排出罐D-310排出的液体因含有苯乙烯均排往油水分离器D-305。
来自解析塔C-303塔釜的吸收剂由解析塔釜液泵P-306输送，经吸收剂换热器E-312与吸收塔釜液换热后再经吸收剂冷却器E-311冷却到38℃后进入吸收塔顶部。吸收塔釜液由吸收塔釜液泵P-306输送，经吸收剂换热器与解析塔釜液换热后再经吸收剂加热器E-313用蒸汽加热到110℃后进入解析塔C-303。解析塔釜通入来自低低压废热锅炉的40kPa回收蒸汽汽提解析吸收液中的轻组分，完成吸收剂的再生。解析塔顶气体排往急冷器S-301入口。一部分解析塔釜液送往薄膜蒸发器E-414作为密封液然后排往焦油罐。当解析塔釜液面偏低时用来自乙苯装置的多乙苯补充。
（4）苯乙烯精馏部分
a.苯乙烯粗馏
来自中间罐区的脱氢液、薄膜蒸发器釜液泵P-409的循环焦油（内含无硫阻聚剂NSI）和来自NSI进料泵P-411的NSI溶液在M-401处得到混合，并通过一过滤器后进入乙苯/苯乙烯塔C-401中上部。
C-401是一座在负压条件下操作的分馏塔，采用金属高效规整填料。塔顶操作压力约24KPaA，操作温度约88℃；塔底操作压力约33KPa，操作温度约109℃。脱氢液在该塔中脱除沸点比苯乙烯低的乙苯、甲苯、苯及更轻的组分。这些比苯乙烯轻的组分从C-401塔顶馏出，先后进入乙苯/苯乙烯塔冷凝器E-402壳程和乙苯/苯乙烯塔后冷器E-419壳程，得到的温度为74℃左右的凝液排至乙苯/苯乙烯塔回流罐D-401。然后，用乙苯/苯乙烯塔回流泵P-402自D-401中抽出凝液，一部分凝液作为回流液返回C-401塔顶；一部分凝液作为液环式真空泵PA-41和PA-43的补充工作液；其余则排向乙苯回收塔C-402作进一步加工。
乙苯/苯乙烯塔冷凝器E-402壳程和乙苯/苯乙烯塔后冷器E-419壳程中未冷凝气体进入乙苯/苯乙烯塔尾气冷却器E-403壳程，被管程的7℃乙二醇低温水进一步冷却到9℃左右，产生的凝液进入卧置的真空泵密封罐D-404并实现气液分离，所得凝液通入乙苯/苯乙烯塔回流泵
P-402的进口管线；D-404中产生的少量不凝气则被送往脱氢系统蒸汽过热炉F-301的炉膛烧掉。E-403壳程的不凝气体排向真空泵PA-41的吸入口。
PA-41系液环式真空泵，乙苯/苯乙烯塔馏出液是它的工作介质。随着气体从P41-1A/BX排出，也带出一部分液体，所以必须在它的吸入口补充一定量的新鲜液体。气－液混合物自P41-1A/BX排入真空泵分离罐D41-1X，实现气液分离。D41-1X中分离下来的液体同乙苯/苯乙烯塔回流泵P-402补充的液体汇合在一起，经密封液冷却器E41-1X冷却后，进入真空泵P41-1X作为工作介质。D41-1X中分离出来的不凝性气体则排入真空泵密封罐D-404，以此达到压力平衡，并通过该罐的液封，最终排到F-301炉膛烧掉。
P41-1A/BX、D-404、D41-1X及E41-1X等构成了乙苯/苯乙烯分馏的抽真空系统。
乙苯/苯乙烯塔C-401塔底温度约109℃的釜液（苯乙烯和沸点比苯乙烯高的组分）被乙苯/苯乙烯塔釜液泵P-401抽吸出来，排向苯乙烯精制系统作进一步加工处理。
乙苯/苯乙烯塔C-401塔顶带有一套外置立式热虹吸再沸器，它包括乙苯/苯乙烯塔再沸器E-401和乙苯/苯乙烯塔凝水罐D-402等设备。釜液在竖直的E-401管程中被壳程的350KPa低压
蒸汽加热，形成气液两相流混合物。借助于从塔底至再沸器的液体与再沸器管程的气液两相流混合物之间的重度差实现釜液在塔底和E-401之间的自然循环。
加热釜液的低压蒸汽自E-401壳程下部排至乙苯/苯乙烯塔凝水罐D-402，实现气液分离后，凝水从D-402底部排放。
在卧置的乙苯/苯乙烯塔回流罐D-401和真空泵密封罐D-404二台设备的底部都带有一个下凸的凝水收集室。D-401的凝水经过排水罐D-403，再同D-404下端排出的凝水及来自D-406、D-410的凝水汇合，最终排到工艺凝液处理系统的油水分离器D-305进行处理。
在P-401和P-402出口排向下游工序的管线上，分别接出通向不合格料冷却器E-404的支线。不合格料（一般是因开停工或事故而排放的物料）经E-404冷却后，输向中间罐区的脱氢液储罐D-805。这两条支线在正常操作时无流量。
b.苯乙烯精馏
苯乙烯塔C-403是一座处于负压工况的高效填料精馏塔，塔顶操作压力约12KPa，操作温度约79℃；塔底操作压力约16KPaA，操作温度约103℃。采用金属规整填料。温度为108℃左右的进料粗苯乙烯被导入该填料层中部，经精馏操作，所获塔顶馏出物进入苯乙烯塔冷凝器E-410的壳程，同管程的冷却水换热而被冷却到44℃左右而冷凝，其凝液排入立式的苯乙烯塔回流罐D-408，实现汽液分离。它收集的液体经苯乙烯塔回流泵P-408增压后分成两股：其中一股物流作为苯乙烯塔C-403的塔顶回流液；另一股物流通过成品冷却器E-412管程，被壳程的7℃乙二醇低温水冷却到9℃左右，所得物流便成为本工艺的主产品苯乙烯，并被输送到苯乙烯中间罐区。若产品不合格则该物流便被输送到中间罐区的不合格苯乙烯储罐T-804，后者正常操作时无流量。
苯乙烯塔回流罐D-408排放的未冷凝气体同苯乙烯塔冷凝器E-410排放的未冷凝气体汇合，进入苯乙烯塔冷却器E-411的壳程，被管程的7℃乙二醇低温水进一步冷却到9℃，又有一部分物料被冷凝下来，这些凝液排至苯乙烯塔回流罐D-408。
苯乙烯塔冷却器E-411壳程的未冷凝气体被苯乙烯塔真空泵PA43抽吸，使苯乙烯塔在要求的真空度下操作。
苯乙烯塔C-403塔底设置一套外置立式热虹吸再沸器，由再沸器E-409和凝水罐D-407设备组成。在E-409壳程通入350KPa低压蒸汽，加热管程的循环釜液，釜液在苯乙烯塔C-403塔底及再沸器E-409之间自然循环。E-409壳程的凝水则排入苯乙烯塔凝水罐D-407，实现气液分离后，凝水自D-407罐底排放至凝水管网。
苯乙烯塔C-403的釜液被苯乙烯塔釜液泵P-407抽吸并增压后分成两股：其中一股通过一限流孔板后同C-403塔底循环釜液汇合，一同进入再沸器E-409的管程；来自焦油泵P-409的循环焦油一起进入薄膜蒸发器E-414，经1000KPa蒸汽加热。在真空条件下操作压力约23KPaA，操作温度130℃。E-414蒸出的气态苯乙烯等返回到苯乙烯塔C-403的下部，底部焦油进入薄膜蒸发器釜液罐D-409，再经焦油泵P-409增压后分成两股，一股作为NSI循环进料送至乙苯/苯乙烯塔C-401，以充分利用它所含的NSI；另一股为排放焦油，送至中间罐区的焦油储罐T-806。
（5）乙苯回收及苯甲苯分离部分
来自上游粗苯乙烯分馏系统乙苯/苯乙烯塔回流泵P-402的物流进入本系统的乙苯回收塔C-402中部。C-402是一座大孔筛板塔，在正压条件下操作，塔顶操作压力约58KPa，操作温度
约115℃；塔底操作压力约93KPa，操作温度约161℃。该蒸馏塔实现乙苯同沸点比它低的苯、甲苯的分离。其釜液（温度约161℃的热乙苯及部分二甲苯）经乙苯回收塔釜液泵P-413，压送至脱氢反应系统同原料乙苯汇合后进入乙苯蒸发器E-304，成为脱氢反应器的进料。
乙苯回收塔C-402塔底设外循环再沸器E-406，该再沸器的壳程通入1000KPaG蒸汽，加热管程的釜液。
C-402塔顶温度约115℃的馏出物进入乙苯回收塔冷凝器E-408的壳程，与管程的冷却水换热而被冷却冷凝。所获温度为91℃左右的凝液排至乙苯回收塔回流罐D-406，实现气液分离。分离出的不凝性气体排到火炬系统烧掉；而分离下来的凝液（苯和甲苯）则经乙苯回收塔回流泵P-404增压，然后分成二股：其中一股作为回流返回至乙苯回收塔C-402塔顶；另一股物流送至苯/甲苯分离系统。
卧置的乙苯回收塔回流罐D-406底部带有下凸的凝水收集室。当需排放凝水时，凝水将同分馏真空系统的真空泵密封液罐D-404所排放的凝水汇合，然后一同排至工艺凝液处理系统的油水分离器D-305处理。
当装置停车时，乙苯回收塔C-402的塔底物料罐D-406作为不合格料，排至不合格料冷却器E-404加以冷却，然后排至中间罐区的脱氢液储罐T-805。在正常操作时，不合格料排放管线中无流量。
来自乙苯回收塔回流泵P-404的物流进入苯/甲苯塔C-404中部。C-404是一座在正压条件下操作的填料分馏塔，填料采用规整填料。塔顶操作压力约131KPaG，操作温度约111℃；塔底操作压力约164KPa，操作温度约147℃。该蒸馏塔实现甲苯同沸点比塔底的苯的分离。其釜液（温度约147℃的甲苯）经苯/甲苯塔釜液泵P-405，压送至甲苯冷却器E-416的壳程，经管程的冷却水冷却至40℃左右后被排放至界外。
图2-12苯乙烯的分离和精制工艺流程
1—乙苯—苯乙烯分馏塔；2—乙苯回收塔；3—苯—甲苯分离塔；4—苯乙烯塔；5—薄膜蒸发器；6，7，8，9
—冷凝器；10，11，12，13—分离罐；14—排放泵
苯/甲苯塔C-404塔底设外循环再沸器E-415，该再沸器的壳程通入1000KPa蒸汽，
加热管
程的釜液。
C-404塔顶温度约111℃的馏出物进入苯/甲苯塔冷凝器E-417的壳程，同管程的冷却水换热而被冷却冷凝。所获温度为40℃左右的凝液排至苯/甲苯塔回流罐D-410，实现气液分离。分离出的不凝性气体排到火炬系统烧掉；而分离下来的凝液（苯）则经苯/甲苯塔回流泵P-406增压，然后分成两股：其中一股作为回流液返回至苯/甲苯塔C-404塔顶；另一股作为副产品被送至界外。
当装置停车时，苯/甲苯塔C-404的塔底物料和回流罐D-410中的物料作为不合格料，排至不合格料冷却器E-404加以冷却，然后排至中间罐区的脱氢液储罐T-805。在正常操作时，不合格料排放管线中无流量。
2.2.3 主要设备介绍
薄膜蒸发器。预热到一定温度的物料自搅
拌薄膜蒸发器上部进料口进入蒸发器，经转
轴中部的布料盘通过离心力均布在圆筒内壁
上，在通过刮板的搅拌、驱动，分散到蒸发
圆筒加热内壁上形成均匀液膜，液膜吸收夹
套中加热介质（回执蒸汽或导热油）供给蒸
发表面（圆筒内壁）的热量。在其表面进行
物质的迅速蒸发，膜层受热蒸发后会减薄。
后进入的料液又被后即而来的刮板扫刮，形
成新膜，再蒸发，如此反复进行，料液渐渐
被浓缩，最后由出料口排除。蒸发出来的蒸
汽经除沫器，从二次蒸汽口排除。 图2-13 薄膜蒸发器结构图 1-电机、减速器；2-上端机械密封；3-分离筒；4-除沫器；5-分布机；6-主轴；7-转子和刮板；8-筒
体；9-夹套；10-底封头；11-下端密封
2.3 延迟焦化工段
2.3.1 工艺原理
延迟焦化是石油裂化的一种方法。其主要目的是将高残碳的残油转化为轻质油。所用装置可进行循环操作，即将重油的焦化馏出油中较重的馏分作为循环油，且在装置中停留时间较长。可提高轻质油的收率和脱碳效率。有操作连续化、处理量大、灵活性强、脱碳效率高的优点。延迟焦化是一种石油二次加工技术，是指以贫氢的重质油为原料，在高温(约500℃)进行深度的热裂化和缩合反应，生产气体、汽油、柴油、蜡油、和焦炭的技术。
所谓延迟是指将焦化油(原料油和循环油)经过加热炉加热迅速升温至焦化反应温度，在反应炉管内不生焦，而进入焦炭塔再进行焦化反应，故有延迟作用。是一种半连续工艺过程。一般都是一炉(加热炉)二塔
(焦化塔)或二炉四塔，加热炉连续进料，焦化塔轮换操作。它是目前世界渣油深度加工的主要方法之一。原料油(减压渣油或其他重质油如脱油沥青、澄清油甚至污油)经加热到495～505℃进入焦炭塔，待陆续装满(留一定的空间)后，改进入另一焦炭塔。热
原料油在焦炭塔内进行焦化反应，生成的轻质产物从顶部出来进入分馏塔，分馏出石油气、汽油、柴油和重馏分油。重馏分油可以送去进一步加工(如作裂化原料)也可以全部或部分循环回原料油系统。残留在焦炭塔中的焦炭以钻头或水力除焦卸出。焦炭塔恢复空塔后再进热原料。该过程焦炭的收率随原料油残炭而变，石油气产量一般10％(质量)左右，其余因循环比不同而异，但柴/汽比大于1。
延迟焦化与热裂化相似，只是在短时间内加热到焦化反应所需温度，控制原料在炉管中基本上不发生裂化反应，而延缓到专设的焦炭塔中进行裂化反应，“延迟焦化”也正是因此得名。延迟焦化装置主要由8个部分组成：（1）焦化部分，主要设备是加热炉和焦炭塔。有一炉两塔、两炉四塔，也有与其它装置直接联合的。（2）分馏部分，主要设备是分馏塔。（3）焦化气体回收和脱硫，主要设备是吸收解吸塔，稳定塔，再吸收塔等。（4）水力除焦部分。（5）焦炭的脱水和储运。（6）吹气放空系统。（7）蒸汽发生部分。（8）焦炭焙烧部分。国内选定炉出口温度为495～500℃，焦炭塔顶压力为0.15～0.2 Mpa。
延迟焦化原料可以是重油、渣油、甚至是沥青。延迟焦化产物分为气体、汽油、柴油、蜡油和焦炭。对于国产渣油，其气体收率为7.0～10%，粗汽油收率为8.2～16.0%，柴油收率为22.0～28.66%，蜡油收率为23.0～33.0%，焦炭收率为15.0～24.6%，外甩油为1～3.0%。焦化汽油和焦化柴油是延迟焦化的主要产品，但其质量较差。焦化汽油的辛烷值很低，一般为51～64（MON），柴油的十六烷值较高，一般为50～58。但两种油品的烯烃含量高，硫、氮、氧等杂质含量高，安定性差，只能作半成品或中间产品，城经过精制处理后，才能作为汽油和柴油的调和组分。焦化蜡油由于含硫、氮化合物、胶质、残炭等含量高，是二次加工的劣质蜡油，目前通常掺炼到催化或加氢裂化作为原料。石油焦是延迟焦化过程的重要产品之一，根据质量不同可用做电极、冶金及燃料等。焦化气体经脱硫处理后可作为制氢原料或送燃料管网做燃料使用。 延迟焦化可处理残碳和金属含量很高的劣质原料，提高轻质油的收率和脱碳效率；有操作连续化、处理量大、灵活性强、脱碳效率高、投资和操作费用低的优点。缺点是低价值产品焦炭产率高，液体产品性质差。
2.3.2 工艺流程 本装置的原料为温度90℃的减压渣油，由罐区泵送入装置原料油缓冲罐，然后由原料泵输送至柴油原料油换热器，加热到135℃左右进入蜡油原料油换热器，加热至160℃左右进入焦化炉对流段，加热至305℃进入焦化分馏塔脱过热段，在此与来自焦炭塔顶的热油气接触换热。原料油与来自焦炭塔油气中被凝的循环油一起流入塔底，在380～390℃温度下，用辐射泵抽出打入焦化炉辐射段，快速升温至495～500℃，经四通阀进入焦碳塔底部。
循环油和减压渣油中蜡油以上馏分在焦碳塔内由于高温和长时间停留而发生裂解、缩合等一系列的焦化反应，反应的高温油气自塔顶流出进入分馏塔下部与原料油直接换热后，冷凝出循环油馏份；其余大量油气上升经五层分馏洗涤板，在控制蜡油集油箱下蒸发段温度的条件下，上升进入集油箱以上分馏段，进行分馏。从下往上分馏出蜡油、柴油、石脑油（顶油）和富气。
分馏塔蜡油集油箱的蜡油在343℃温度下，自流至蜡油汽提塔，经过热蒸汽汽提后蜡油自蜡油泵抽出，去吸收稳定为稳定塔重沸器提供热源后降温至258℃左右，再为解吸塔重沸器提供热源后降温至242℃左右，进入蜡油原料油换热器与原料油换热，蜡油温度降至210℃，后分成三部分：一部分分两路作为蜡油回流返回分馏塔，一路作为下回流控制分馏塔蒸发段温度和循环比，一路作为上回流取中段热；一部分回焦化炉对流段入口以平衡大循环比条件下的对流段热负荷及对流出口温度；另一部分进水箱式蜡油冷却器降温至90℃，一路作为急冷油控制焦炭塔油气线温度，少量蜡油作为产品出装置。
柴油自分馏塔由柴油泵抽出，仅柴油原料油换热器、柴油富吸收油换热器后一部分返回分馏塔作柴油回流，另一部分去柴油空冷器冷却至55℃后，再去柴油水冷器冷却至40℃后分两路：一路出装置；另一路去吸收稳定单元的再吸收塔作吸收剂。由吸收稳定单元返回的富吸收油经柴油富吸收油换热器换热后也返回分馏塔。
分馏塔顶油气经分馏塔顶空冷器，分馏塔顶水冷器冷却到40℃，流入分馏塔顶气液分离罐，焦化石脑油由石脑油泵抽出送往吸收稳定单元。焦化富气经压缩机入口分液罐分液后，进入富气压缩机。
图2-14 延迟焦化工艺流程
焦炭塔吹汽、冷焦产生的大量蒸汽及少量油气，进入接触冷却塔下部，塔顶部打入冷却后的重油，洗涤下来自焦炭塔顶大量油气中的中的重质油，进入接触冷却塔底泵抽出后经接触冷 却塔底油及甩油水冷器冷却后送往接触冷却塔顶或送出装置。塔顶流出的大量水蒸气经接触冷却塔顶空冷器、接触冷却塔顶水冷器冷却到40℃进入接触冷却塔顶气液分离罐，分出的轻污油由污油泵送出装置，污水由污水泵送至焦池，不凝气排入火炬烧掉。甩油经甩油罐及甩油冷却器冷却后出装置。
影响延迟焦化操作的主要工艺参数有：
反应温度。一般是指加热炉出口温度，反应温度太低，则焦化反应不足，易生成软焦、焦炭挥发分高，除焦困难。反应温度过高，焦化反应过深，会使汽柴油收率下降，焦炭变硬也会造成除焦困难，而且还使加热炉管易于结焦。因此反应温度常限制在495～505℃，在生产针状焦时，要采用变温操作，变化范围为460～510℃。
反应压力。一般指焦炭塔顶压力，反应压力对焦化的产品分布有一定影响，压力高，气体和焦炭产率增加，液收下降,焦炭的挥发分也会增加，因此在压力足以克服后部系统压力的前提下，尽量采用低的压力，通常为0.16～0.17MPa（表），但在生产针状焦时，反应压力要适当提高一些。
循环比。循环比对焦化产品的分布和装置处理量有影响，循环比大，焦化汽、柴油的收率增加，焦化馏出油收率减少。气体、焦炭产率上升，装置处理量减少，对一般焦化原料，循环比通常为0.05～0.5，为了提高焦化馏出油的产量以增加催化裂化或加氢裂化的原料，有采用小循环比的趋向。
2.3.3 主要设备介绍
延迟焦化装置：焦化部分主要包括：原料换
热部分、加热炉部分、焦炭塔部分、分馏塔及换
热部分、冷切焦水处理部分、焦炭塔的吹汽放空
部分、高压水泵及水力除焦部分、焦炭的装运部
分。
1，焦炭塔
焦炭塔是用厚锅炉钢板制成的空筒，是进行
焦化反应的场所。一般焦炭塔的高度在30米以下
为宜。太高则操作时易产生振动或损坏塔壁，又
浪费钢材。塔的顶部设有除焦口、油气出口；塔
侧设有料面指示计口：延迟焦化的化学反应主
要是在焦炭塔内进行，生成的焦炭也都积存在
此塔内。随着油料的不断引入，焦层逐渐升高；为了防止泡沫层冲出塔顶而引起油气管线及分馏塔的结焦，在焦炭塔的不同高度位置，装有能监测焦炭高度的料位计。塔底部为锥形，锥
体底端为排焦口，正常生产时用法兰盖封死，
排焦时打开。
2,水力除焦设备
焦炭塔是轮换使用的，即当一个塔内焦炭
聚结到一定高度时，通过四通阀将原料切换到
另一个焦炭塔．聚结焦炭的焦炭塔先用蒸汽冷 图2-16 水力除焦流程图 图2-15 焦炭塔结构示意图 1-除焦口；2-泡沫塔油气出口；3-预热油气出口；4-进料管；5-排焦口；6，7-钴60料面计口
却，然后进行水力除焦。目前的除焦设备都已采用高压水力除焦法。除焦用水力除焦法，即采用11．8MPa高压水除焦。余下的焦炭落入焦池，同时用桥式起重抓斗送到别处存放或装车外运。 除焦原理：由高压水泵输送的高压水，经过水龙带、钻杆到水力切焦器的喷嘴，从水力切焦器喷嘴喷出的高压水形成高压射流，借高压射流的强大冲击力将石油焦切割下来，使之与水一起由塔底流出。钻杆不断地升降和转动，直到把焦炭塔内石油焦全部除净为止。水力除焦装置有两种形式：有井架除焦装置和无井架除焦装置。
2.4 加氢工段
2.4.1 工艺原理
在石油加工业中，加氢精制应用很广泛，不仅用于轻质油品和润滑油的加氢，还可以用于裂化油 蜡油 燃料油的加氢。加氢精制的主要目的是饱和烯烃，脱去油品中硫、氮、氧及金属杂质。以改善油品的安定性、颜色、气味、燃烧性能等。加氢精制是一种环保，提高质量，成本高的流程，但是它的目的改善催化裂化的原料质量，具有放热，耗氢量比较大，体积缩小特点，通过压力（氢气的分压），温度，但温度过高不利反应，却提高氢气和油比（单位时间通过催化剂表面上物量或原料在催化剂停留的时间）。加氢精制原料油在氢气压力下（5～8Mpa），在200～455度温度条件下，通过催化剂作用进行加氢化学反应。加氢裂化催化剂是具有加（脱）氢功能和裂化功能的双功能催化剂。加（脱）氢功能由金属组分提供，常用的金属组分为Mo、W、Ni、Co，这些金属组分常组合使用。酸性功能由载体提供，常用的载体有无定型硅铝和沸石，二者可以单独使用，也可组合使用。
主要化学反应方程式有：
1，脱硫反应 R-SH ＋ H2 → R-CH3 ＋ H2S
2，脱氮反应 R－NH2 ＋ H2 → R－CH3 ＋ NH3
3，脱氧反应 OHC-R-COOH ＋ H2 → R－CH3＋H2O
4，烯烃饱和反应 如R―CH＝CH2 ＋ H2 → R－CH2－CH3
难易程度2
2.4.2 工艺流程
加氢裂化可以使用各种不同原料，但对原料中的杂质含量有要求：原料中的有机氮化合物对沸石载体有明显的中毒作用。一般要求进加氢裂化反应器的进料氮含量＜10ppm，为了保证达到这一要求，一般在加氢裂化反应器前设精制反应器，或者在裂化反应器中设精制段；砷、铅等杂质也会使催化剂中毒，一般要求裂化反应器的进料中砷＋铅含量不超过500ppm铁虽然对催化剂的活性影响不大，但铁盐沉积在催化剂上会使床层压降增大，所以要控制原料油铁含量＜2ppm。
原料经进料泵加压后，与补充气体和循环氢气混合，然后经换热器、加热炉加热至反应温度，进入固定床反应器。烯烃在高温下易结焦，需在较低温下进行反应。在反应器内床层之间
设有控制反应温度的急冷氢注入点，反应器内装有不同功能的催化剂。反应后的流出物经换热器冷却后经加热至一定温度送入高压分离器，进行气液分离。灌顶气体去补充压缩机，液体降压进去低压分离器。
主要工艺条件：反应压力，反应温度，体积空速，氢油体积比和催化剂等。
反应压力。原料越重所需反应压力越高，提高反应压力，有利于转化率的提高，也有利于减缓催化剂表面积炭速度，延长催化剂寿命，但投资增加，常用的反应压力为10～20MPa。
反应温度。反应温度是加氢裂化工艺需要严格控制的操作参数。因为加氢裂化过程是强 放热反应。反应温度增加，则反应速度加快，放出的热量也相应增加。如不及时从系统是将热量取出，势必引起床层温度骤升，导致催化剂超温升活，因此在各床层间要注入冷氢进行控制，常用的反应温度为370～440℃。
氢油比。提高氢油比，可以增加氢分压，有利于提高原料气化率，降低催化剂积炭速度，还可以有效地取出反应热，对重油加氢裂化氢油比一般为1000～1500（体积比）。
空速——调节空速可以控制加氢裂化反应深度，空速低，反应时间增加，反应深度提高，常用的空速范围为1.0～2.0h。
-1
图
图2-17 催化加氢工艺流程图
①氢气→压缩机→反应器，②原料油→换热器→加热炉﹙瓦斯加热﹚→反应器→换热器→换热器→制冷器→高分离器﹙三相，未反应的氢气进入循环压缩机再到反应器，一部分的污水，硫化氢，氨气排出﹚→低压分离器﹙两相，一部分气体排出，塔底的混合物进入换热器﹚→换热器→汽提塔﹙轻组分从塔顶进入分离器，在分离
器中部分油回流，气体排出﹚
2.4.3 主要设备介绍
高压加氢反应器。
高压加氢反应器是装置中的关键设备，工作条件苛刻，制造困难，价格昂贵。根据介质是否直接接触金属器壁，分为冷壁反应器和热壁反应器两种结构。反应器由筒体和内部结构两部分组成。
加氢反应是在高温高压及有腐蚀介质（H2、H2S）的
条件下操作，除了在材质上要注意防止氢腐蚀及其他介
质的腐蚀以外，加氢反应器还应保证：反应物(油气和氢)
在反应器中分布均匀，保证反应物与催化剂有良好的接
触；及时排除反应热，避免反应温度过高和催化剂过
热．以保证最佳反应条件和延长催化剂寿命；
在反应物均匀分布的前提下，反应器内部的压力降
不致过大，以减少循环压缩机的负荷，节省能源。为此，
反应器内部需设置必要的内部构件，以达到气液均匀分
布为主要目标。典型的反应器内构件包括：入口扩散器、
气液分配盘、去垢篮筐、催化剂支持盘、急冷氢箱及再
分配盘、出口集合器等。 图2-18 高压加氢反应器
2.5 催化裂解工段
2.5.1 工艺原理
2.5.1.1 催化裂解
催化裂解工艺在石油炼制工业中占有十分重要的地位，在技术和经济上有许多优越性，是用于二次加工生产高质量燃料油的主要手段。
催化裂解，是在催化剂存在的条件下，对石油烃类进行高温裂解来生产乙烯、丙烯、丁烯等低碳烯烃，并同时兼产轻质芳烃的过程。由于催化剂的存在，催化裂解可以降低反应温度，增加低碳烯烃产率和轻质芳香烃产率，提高裂解产品分布的灵活性。一般特点如下：1、催化裂解是碳正离子反应机理和自由基反应机理共同作用的结果，其裂解气体产物中乙烯所占的比例要大于催化裂化气体产物中乙烯的比例。2 、在一定程度上，催化裂解可以看作是高深度的催化裂化，其气体产率远大于催化裂化，液体产物中芳烃含量很高。3 、催化裂解的反应温度很高，分子量较大的气体产物会发生二次裂解反应，另外，低碳烯烃会发生氢转移反应生成烷烃，也会发生聚合反应或者芳构化反应生成汽柴油。
一般来说，催化裂解过程既发生催化裂化反应，也发生热裂化反应，是碳正离子和自由基两种反应机理共同作用的结果，但是具体的裂解反应机理随催化剂的不同和裂解工艺的不同而有所差别。在Ca-Al系列催化剂上的高温裂解过程中，自由基反应机理占主导地位；在酸性沸石分子筛裂解催化剂上的低温裂解过程中，碳正离子反应机理占主导地位；而在具有双酸性中心的沸石催化剂上的中温裂解过程中，碳正离子机理和自由基机理均发挥着重要的作用。 影响催化裂解的因素也主要包括以下四个方面：原料组成、催化剂性质、操作条件和反应装置。
原料组成：一般来说，原料油的H/C比和特性因数K越大，饱和分含量越高，BMCI值越低，则裂化得到的低碳烯烃（乙烯、丙烯、丁烯等）产率越高；原料的残炭值越大，硫、氮以及重金属含量越高，则低碳烯烃产率越低。各族烃类作裂解原料时，低碳烯烃产率的大小次序一般
是：烷烃>环烷烃>异构烷烃>芳香烃。
催化剂性质：催化裂解催化剂分为金属氧化物型裂解催化剂和沸石分子筛型裂解催化剂两种。催化剂是影响催化裂解工艺中产品分布的重要因素。裂解催化剂应具有高的活性和选择性，既要保证裂解过程中生成较多的低碳烯烃，又要使氢气和甲烷以及液体产物的收率尽可能低，同时还应具有高的稳定性和机械强度。对于沸石分子筛型裂解催化剂，分子筛的孔结构、酸性及晶粒大小是影响催化作用的三个最重要因素；而对于金属氧化物型裂解催化剂，催化剂的活性组分、载体和助剂是影响催化作用的最重要因素。
操作条件对催化裂解的影响与其对催化裂化的影响类似。原料的雾化效果和气化效果越好，原料油的转化率越高，低碳烯烃产率也越高；反应温度越高，剂油比越大，则原料油转化率和低碳烯烃产率越高，但是焦炭的产率也变大；由于催化裂解的反应温度较高，为防止过度的二次反应，因此油气停留时间不宜过长；而反应压力的影响相对较小。从理论上分析，催化裂解应尽量采用高温、短停留时间、大蒸汽量和大剂油比的操作方式，才能达到最大的低碳烯烃产率。
反应装置：反应器型式主要有固定床、移动床、流化床、提升管和下行输送床反应器等。针对CPP工艺，采用纯提升管反应器有利于多产乙烯，采用提升管加流化床反应器有利于多产丙烯。
2.5.1.2 催化裂化与催化裂解的区别
从一定程度上，催化裂解是从催化裂化的基础上发展起来的，但是二者又有着明显的区别，如下：
1、目的不同。催化裂化以生产汽油、煤油和柴油等轻质油品为目的，而催化裂解旨在生产乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯等基本化工原料。
2、原料不同。催化裂化的原料一般是减压馏分油、焦化蜡油、常压渣油、以及减压馏分油掺减压渣油；而催化裂解的原料范围比较宽，可以是催化裂化的原料，还可以是石脑油、柴油以及C4、C5轻烃等。
3、催化剂不同。催化裂化的催化剂一般是沸石分子筛催化剂和硅酸铝催化剂，而催化裂解的催化剂一般是沸石分子筛催化剂和金属氧化物催化剂。
4、 操作条件不同。与催化裂化相比，催化裂解的反应温度较高、剂油比较大、蒸汽用量较多、油气停留时间较短、二次反应较为严重。
5、反应机理不同。催化裂化的反应机理一般认为是碳正离子机理，而催化裂解的反应机理即包括碳正离子机理，又涉及自由基机理。
2.5.2 工艺流程
催化裂化工艺由三部分组成：原料油催化裂化、催化剂再生、产物分离等。催化裂化过程的主要化学反应有：裂化反应、异构化反应、氢转移反应、芳构化反应。催化裂化所得的产物经分馏后可得到液化气、汽油、柴油和重质馏分油。
反应部分。原料经对称分布物料喷嘴进入提升管，并喷入燃油加热，上升过程中开始在高
温和催化剂的作用下反应分解，进入反应器下段的气提段，经汽提蒸汽提升进入反应器上段反应分解后反应油气和催化剂的混合物进入反应器顶部的旋风分离器（一般为多组），经两级分离后，油气进入集气室，并经油气管道输送至分馏塔底部进行分馏，分离出的催化剂则从旋分底部的翼阀排出，到达反应器底部经待生斜管进入再生器底部的烧焦罐。
再生部分。再生器阶段，催化剂因在反应过程中表面会附着油焦而活性降低，所以必须进行再生处理，首先主风机将压缩空气送入辅助燃烧室进行高温加热，经辅助烟道通过主风分布管进入再生器烧焦罐底部，从反应器过来的催化剂在高温大流量主风的作用下被加热上升，同时通过器壁分布的燃油喷嘴喷入燃油调节反应温度，这样催化剂表面附着的油焦在高温下燃烧分解为烟气，烟气和催化剂的混合物继续上升进入再生器继续反应，油焦未能充分反应的催化剂经循环斜管会重新进入烧焦罐再次处理。最后烟气及处理后的催化剂进入再生器顶部的旋风分离器进行气固分离，烟气进入集气室汇合后排入烟道，催化剂进入再生斜管送至提升管。
烟气利用。再生器排除的烟气一般还要经三级旋风分离器再次分离回收催化剂，高温高速的烟气主要有两种路径，一、进入烟机，推动烟机旋转带动发电机或鼓风机；二、进入余热锅炉进行余热回收，最后废气经工业烟囱排放。
富气
分
沉
降器
水蒸气
炼油粗汽油
馏塔
气提塔
轻柴油
催化再生器
提升管重柴油油浆
回炼油浆
新原料油
主风机
水蒸汽
图2-19 催化裂化流程图 原料﹙加热到200℃﹚→提升管反应器→沉降器﹙催化剂进入再生器，然后返回到提升管反应器﹚→混合气体﹙500℃﹚进入分馏塔﹙底部有挡板﹚→轻组分﹙110℃﹚﹙重组分从塔底部流出即油浆﹚→换热器→进入油水气三相分离装置﹙污水流出，粗气一部分流出，一部分回流到分馏塔顶部﹚→C1-C4的气体进
入压缩机。
图2-1催化裂化装置工艺流程图
去分馏塔
回炼油
原料油
油浆
图2-20 高低并列式催化裂化反应再生系统
2.5.3 主要设备介绍
催化裂解装置核心设备为反应器及再生器，常见形式为同轴式和并列式。同轴式是指反应器（沉降器）和再生器设备中心在一个竖直轴线上，两个设备连接为一个整体，优点是节能、节省空间及制造材料，缺点是设备过于集中，施工安装及检维修不便；并列式是指反应器和再生在空间上并列布置，相对独立，有点是占用空间大，配套的钢结构成本相应高，优点是设备交叉少，内部空间较大，安装及检维修方便，工艺介质在其内部受设备形状影响较小，流体相对规律，在大型装置中应用相对较多。
2.6 常减压蒸馏
2.6.1 工艺原理
常压蒸馏是石油加工的“龙头装置”，后续二次加工装置的原料，及产品都是由常减压蒸馏装置提供。常减压蒸馏主要是通过精馏过程，在常压和减压的条件下，根据各组分相对挥发度的不同，在塔盘上汽液两相进行逆向接触、传质传热，经过多次汽化和多次冷凝，将原油中的汽、煤、柴馏分切割出来，生产合格的汽油、煤油、柴油及蜡油及渣油等。
2.6.2 工艺流程
原油中含有一定量的无机盐，其包括氯化钠、氯化镁、氯化钙，在水中易水解生成盐酸，对钢铁有腐蚀性。另外，氯离子使催化剂中毒，氯化钠沉积塔盘、管道、内壁，影响装置的传热。 原油在蒸馏前必须进行严格的脱盐、脱水，常用的办法是加破乳剂和水，使油中的水集聚，
并从油中分出，而盐份溶于水中，再加以高压电场配合，使形成的较大水滴顺利除去。水会增加燃料消耗和蒸馏塔顶的冷凝冷却器的负荷。电脱盐主要脱去是氯化钠其次是氯化镁和氯化钙。
图2-21 原油电脱盐流程
脱盐后原油换热到230-240oC进初馏塔，塔顶出轻汽油馏分或重整原料。塔底为拔头原油经
常压炉加热至360-370C进入常压分馏塔，塔顶出汽油。侧线自上而下分别出煤油、柴油以及其它油料常压部分大体可以到相当于原油实沸点馏出温度约为360C的产品。除了用增减回流量及各侧线馏出量以控制塔的各处温度外，通常各侧线处设有气体塔，用吹入水蒸气或采用“热重沸”的方法调节产品质量。除塔顶冷回流外，常压塔通常还设置2-3个中段循环回流。踏底用水蒸气汽提，塔底重油用泵抽出送减压部分。
常压塔底油经减压炉加热到405-410C送入减压塔，为了减少管路压力将和提高减压塔顶真空度，减压塔顶一般不出产品而直接与抽空设备联接，并采用顶循环回流方式。减压塔大都开有3-4个侧线，根据炼油厂的加工类型不同可生产催化裂化原料或润滑油料。
从原油的处理过程来看，常减压蒸馏装置分为原油初馏、常压蒸馏和减压蒸馏三部分，油料
o
o
o
在每一个部分都经历一次加热–汽化–冷凝过程，故称之为“三段汽化”。
图2-22 常减压蒸馏装置流程图
原油加压（40℃）→换热器→电脱盐（120～135℃）→初馏装置﹙一部分汽油产出﹚→换热器﹙320℃﹚→常压炉﹙360℃﹚→常压蒸馏塔﹙条形符阀塔57个塔板，一部分产品的回收，380℃以后的物质进入减压蒸
馏﹚→减压塔﹙抽真空-101.325kPa﹚→蜡油回收，渣油
2.6.3 主要设备介绍
1，常压塔
常压塔的作用是在接近常压状态下分离出原油中的部分组分,获得汽油煤油些油,为了使堂压侧线产品初馏点和闪点合格,在常压塔侧还设有一汽提塔,采用水蒸汽蒸馏的方式分离出常压侧线产品中的部分组分,一般常一线常结线需设汽提塔,常压汽提塔是各侧线汽提塔连接起来的组合塔。 2，减压塔
减压塔的作用是在减压状态下,
对经常压塔分馏后的常底油继续进行分馏获得重柴蜡油润
顶循
常一中线常二中线进料
滑油基础油等产品。
初顶油
(常一线)
柴油(常二线) 蜡油(常三线)
图2-23 常压塔示意图
去抽真空
减一线
减二减线 三线 减四线
压
图2-24 减压塔示意图
3 个人感受及改进意见
时间过的真快，转眼间，在安庆石化的实习已经结束了，虽然只有短短一周的时间，但是我却感到自己收获了不少，不仅有知识方面的积累，而且视野也得到了一定的开阔，我也确信这些会在今后的道路上对我起到了一定的作用。
实习期间，我们上午听了安庆石化中各个主要工段的生产原理的介绍和安全教育，下午并参观这些生产设施和仔细地听工程师的讲解，我们即得到石化加工的生产原理，环节和注意点，同时也增加了对以后工作中认识和心得体会。
吃苦在前享受在后，我们在听工程师讲石化生产流程时，同时也为了其他方面的知识，从中我们看出其中的刻苦和勤劳，这样才能有所成功。因此对于我们这些新手来说，在以后的道路上要成为一名成功者，首先就是必须能吃苦，必须在工作中不断地锻炼自己，虚心求教，刻苦学习，不断地成长，这样才能成为一名成功者，才能在自己的公司或用人单位有一席之地。同时当你功成名就时，你再回头看看以前那些风风雨雨是那么回味无穷，不乏白发之时是一种记忆的享受。
才能和特长，才能虽然后来的工作中可以得到培养，但是进入公司前你要有公司所需的才能，要与公司相匹配，如果实在没有，但你必须要有独特的吸引招聘公司的眼球才能，否则在一开始就直接被PASS了，特长也是以后展示你的魅力和潜能的有力法宝，运用自己的特长和才能，才能使得你在公司得到重用。当然你可以通过自己的勤劳得到这些，这就说明你可以胜任此工作，你将在这个工作中发挥自己的作用。
人际关系，人际关系是一门融入社会大家庭中必修课，而尤其想要做一番事业的人更应该学好这门课，因为你的成功并不仅仅是你自己一个人在奋斗，它更需要越来越多的人在背后支持你，你们就是一个团体，一个整体，一个拳头，这样才能打破任何困难险阻羁拌，成为一名成功的人。最后有梦想，一个人可以活着，但必须有自己的梦想，有自己的信念，否则你就是一具没有灵魂的僵尸，永远徘徊在这无边无际的世界中，找不到自己心中的那一盏灯。二十年后，我们就成为了这个世界的主人，所以我们这些未来的接班人更应该具有梦想。
进入石化公司，看到最多就是管道，每一个管道连接着不同原料不是我们几天就能搞定的，何况这些条条通向每一合成装置，每一个装置都有各自的原理和反应，因此必须要有一定恒心才能取得熟悉这些结构和知识。具有梦想的人才能坚定地学习这些知识才能获得成功。
但听到什么原理和方法却是国外的，虽然也有一些国内的专利，那却很少，并且性能不太好说，堂堂中国最大的公司拥有自己的专利却不多，所以我们这些承担了这个民族伟大复兴的重担的人，我们不仅要让国货的美好形象重新占领国人心中，让越来越多的中国支持自己的民族品牌，同时也将中国民族品牌洒向整个世界，就像丝绸一样让世界永远记住中国。因此我们这些大学生现在主要任务就是认真地学好自己的科学文化知识，成为一个“四有”人才，建设我们伟大的祖国。
短短的几天光阴已经离去，等待我的将是更进一步的考验，我会以饱满职业精神去迎接人生道路上的挑战！
4 附录
1、腈纶工段流程图
2、乙苯-苯乙烯工段流程图 3、延迟焦化工段流程图 4、加氢工段流程图 5、催化裂解工段流程图 6、常减压蒸馏工段流程图