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生产实习报告
学
校：大连大学
学
院：环境与化学工程学院
专业班级：화 공101
学生姓名：왕 량
实习地点：辽化炼油厂加氢裂化车间 实习时间：2013.07
7月4日，在实习离开前，学院老师给我们进行了一次动员教育。首先，王卫京老师给我们讲述另外一下这次生产实习的目的。为了让我们化工专业的学生更好地了解和认识化工厂的设备流程，在我们学习课本的基础上，增加实践环节，让我们更好地运用所学的知识。而且我们这次得到实习的机会是来之不易的，是院领导老师和辽化多次协商而同意的，所以我们更要珍惜这次来之不易的机会，让这次实习更加有意义。
接着，张晓琳等几位老师又向我们讲述了到化工厂的安全问题。要穿棉质衣裤，不要随便接触仪器，不能疯打闹。出门在外，不是在学校，在家里。我们代表的不仅仅是我们自己，所以凡凡事要三思而后行，多加考虑，谨慎行事。保证在外的这五天能够保护好自己。
7月8日，我们开始了为期五天的生产实习。这次实习的地点是中国石油辽阳石化分公司。辽阳石化主要从事炼油化工产品的生产，销售等业务。现拥有资产总值135亿元。1999年6月，根据中国石油集团公司重组改制的统一部署，辽阳石化按照现代企业制度运作方式设立组织机构，大幅精简机构，压缩从业人员。公司下设9个职能处室、10个生产厂、6个直属单位和3个大型合资企业，拥有员工总数1.2万人。
沿着厂区的主干道走着，旁边有几个小型的化工厂，像金兴化工厂、英华化工厂等。它们都隶属于辽阳石化，而这几天我们将要实习的地方却不是这几家化工厂，而是辽阳石化的炼油厂，进厂的第一件事就是安全教育。
首先，师傅先介绍了一下炼油厂的情况。炼油厂是辽阳石化分公司的主体生产厂，是加工进口俄罗斯原油的炼油一体化企业。全厂占地面积112万平方米。现有13个车间，包括7个生产车间和6个辅助车间，共有员工1700多人。炼油厂于1975年9月动工兴建，1978年10月建成投产，经过几年来的扩能改造，截止2011年上半年，已形成了固定资产近48.8亿元，年工业总产值超过35亿元，原油一次加工能力达900万吨/年。厂内现有储罐115座，总容积达64万立方米。不仅能为下游生产装置提供轻、重石脑油等化工轻油，同时又生产柴油、航煤、液化气等12类20余种石油化工油品，以及低凝柴油、国Ⅲ标准的93#乙醇汽油调和组分油等高附加值的产品。
整个炼油厂的生产装置包括550万吨/年的常减压装置和350万吨/年的常减压装置，160万吨/年延迟焦化装置，100万吨/年和120万吨/年两套加氢精制装置，3万吨/年脱硫及硫回收等12套生产装置。
其中，550万吨/年的常减压装置是辽阳石化公司“完善550万吨/年原油加工工程项目”的一个组成部分，由中国石化工程建设公司（SEI）设计，2005年10月由中国石油第七建设公司承建，2006年12月建成投产，装置投资3.2亿元，设计型式为燃料—化工型原油一次加工装置，采用初馏、常压蒸馏、减压蒸馏三次蒸馏方案，加工俄罗斯原油。装置占地面积13300平方米。装置包括原油电脱盐、换热网络、初馏、常压蒸馏、减压蒸馏和三塔顶不凝气压缩机系统等部分。
100万吨/年加氢精制装置是以焦化汽油、直馏柴油为原料，通过加氢精制生产出精制柴油和石脑油，在生产过程中也生成少量的酸性气体和瓦斯。全装置占地面积9600平方米。由反应部分、分馏部分、气体压缩部分组成。
延迟焦化装置由焦化、分馏、吸收稳定、富气压缩、水力除焦、油气回收、冷切焦水处理和有升架水利除焦等八个部分组成，不包括干气及液态烃的脱硫。该装置是辽化炼油部分扩建一套装置，是渣油深加工的重要手段。辽阳石化分公司炼油厂延迟焦化装置于1996年建成投产，设计规模为100万吨/年，原计划加工辽河原油减压渣油，经1999年大修改造装置处理能力已达到125-130万吨/年，2003年焦化装置再次扩能改造，新增一炉两塔，装置处理能力可达到160万吨/年。
脱硫及硫回收装置是辽化炼油扩建工程的一部分。于1995年9月投料试车，脱硫部分在1997年进行了扩能改造。增加了焦化干气脱硫塔，在2003年新增火炬气脱硫和再生系统，2007年新建了加氢干气脱硫塔，焦化干气脱硫塔及液化气脱硫塔。汽提在1997年进行了扩能改造，由10万吨/年增加至30万吨/年.在2003年对汽提氨精制进行了用氨精馏塔代替氨压机的改造，2005年4月建成并投产了双塔酸性水汽提装置，生产能力为处理酸性水40万吨/年，硫磺在2002年增设硫磺尾气回收装置。2004年对硫磺回收进行改造，改造后的硫磺装置生产能力为1万吨/年.2007年4月建成并投产了3万吨/年硫磺回收装置及配套的硫磺尾气回收装置。
接着，师傅有介绍了炼油生产中的有毒气体及防护。首先，是加氢裂化的氢气。氢气是易燃气体，无色无味，用于石油精制有机物氢化及作火箭燃料。氢气在生理学上是惰性气体，仅在高浓度时，由于空气中氧分压降低才引起窒息。在很高的分压下，氢气可呈现出麻醉的作用。其爆炸极限为4.1%-74.1%，所以只要氢气混合气体就会爆炸。然后是一次加工的产物石脑油。石脑油在常温、常压下为无色透明或微黄色液体，有特殊气味，不溶于水。爆炸极限为1.1%-8.7%。若摄入较大的剂量可引起恶心、呕吐、麻醉、无力、头晕、呼吸表浅、腹胀、意识丧失和抽搐，可发生中枢神经系统抑制。应及时用清水漱口，喝下牛奶、蛋清等食品。若与眼睛接触，可刺激眼睛，长期接触引起炎症反应。反复长期接触可导致结膜炎。急救时，应立即翻开上下眼睑，用流动清水彻底冲洗至少15分钟。若皮肤接触，可使皮肤不适，能引起皮炎。严重时可加重原有的皮肤病。急救时，应立即脱去所有被污染的衣物，包括鞋类。用流动清水冲洗皮肤和头发（可用肥皂）。还有液化石油气，无色透明具有烃类特殊气味的气体，易燃易爆，有低毒。在常温常压下液态的石油气极易挥发，体积能扩大250-300倍。它比空气重1.5-2.0倍，且具有麻醉作用。使人有头晕、头痛、兴奋或嗜睡、恶心、呕吐、脉缓等症状；重症者可突然倒下，尿失禁，意识丧失，皮肤冻伤，甚至呼吸停止。长期接触低浓度者，可出现疲劳、情绪不稳以及植物神经功能紊乱等。预防措施是检修液化石油气管线和容器时一定要站在上风口，并戴好保护用品，防止冻伤事故发生。
讲完了整体厂区的介绍及安全教育，我们被分成三组进行实习。我被分到了加氢裂化车间，也就是说今后的五天我就要在加氢裂化车间实习。
进入加氢裂化车间，又是一番介绍与安全教育。加氢裂化装置于1991年10月破土动工，95年6月中交，96年5月开车成功。包括160万吨/年加氢裂化，5000Nm3/h制氢，4000Nm3/h氢气提纯三套装置。其中160万吨/年加氢裂化装置原计划为100万吨/年，串联式一次通过流程，原料油主要是直馏蜡油。装置由两大部分组成：1.反应部分包括原料系统、反应系统、新氢系统及注氨、注硫系统、加热炉系统、加氢精制和加氢裂化反应器，高分和低分。2.分馏系统：由脱丁烷塔；轻石脑油分馏塔；第一分馏塔；重石脑油汽提塔；第二分馏塔四个单元。
说到安全，由于加氢裂化过程的进料氢气、产品液化石油气、轻重石脑油都有毒性，且操作温度和压力都很大，属于高温高压、易燃易爆、有毒有害形式。所以危险性极大。特别是除杂质后产生的硫化氢。它极易挥发，燃烧时为黄色火焰，无色，低浓度时有臭鸡蛋味，高浓度时无味，所以说当你能闻到气味时，应该庆幸，因为浓度低。当浓度高时，你既闻不到气味，无法察觉，而且一口即命。长期接触硫化氢后可出现头痛、头晕、乏力、共济失调，轻度意识障碍。还有眼睛和上呼吸道刺激症状。严重时可发生烦躁、意识模糊、癫痫样抽搐等症状。接触极高浓度的硫化氢后可发生电击样死亡，即在接触后数秒或数分钟内呼吸骤停，数分钟后可发生心跳停止；也可立即或数分钟内昏迷，并呼吸骤停而死亡。死亡可在无警觉的情况下发生，当察觉到硫化氢气味时可立即嗅觉丧失，少数病例在昏迷前瞬间可嗅到令人作呕的甜味。死亡前一般无先兆症状，可先出现呼吸深而快，随之呼吸聚停。若发现硫化氢泄漏应迅速撤离泄漏污染区至上风口处，切不可盲目奔跑或跳入低洼处，由于硫化氢密度大于空气，会囤积在低洼处。
还有易燃易爆气体，我们也要小心。着火并不可怕，可怕的是爆炸。像师傅所说，一个房间如果着火，我们还可以跑出去。但如果是爆炸，它的冲击波会使墙壁倒塌，加大破坏性。而且所带的热量会使人大面积烧伤。一旦如此，这个人就没有救了，首先是烧伤的组织很难愈合，极易被感染，痛苦地让人生不如死。而且即使是伤口恢复，但所留下的烧痕也会造成自己的心理伤痕，难以抹去，多数都会轻生，所以爆炸太可怕了，一不留神，一辈子就毁进去了。
像大连石化，从2010年7月16日油管爆炸以来，近几年频频出现爆炸。2011年7月16日，同一天又出现蒸馏装置泄漏引发火灾。上个月又发生了油渣罐爆炸，爆炸的两个油罐，装有残留的柴油。造成2人失踪，2人重伤。，而且受伤的2人生命垂危。短短四年间，已发生爆炸火灾6起，多与油罐有关。如2010年发生的“10·24”火灾，它与“7·16”火灾发生在同一个油罐—103号油罐；2011年发生的“7·16”火灾和“8·29”火灾，地点仍然与油罐有关。起火的罐区，是已停产一年多的储存重油等残渣油料的地方，由中石油一家建设公司在检修，当时有4人在现场工作，突然一个空罐发生闪爆，引发了另一个储罐着火。
还有2013年5月31日下午，中储粮黑龙江林甸直属库发生大火，共有78个储粮囤表面过火，储量4.7万吨。事故原因是配电箱短路打火引起，而发生短路或与设备随堆垛不断搬运有关。而且由于粮多仓少，很多粮食只能露天存放在用草围成的临时粮囤中。数百个草粮囤集中堆放，加上大风干燥气候，造成最后78个粮囤遭火烧。上百万人一年的口粮瞬间变成灰烬，为此引发各界质疑中储粮掩盖亏空，人为纵火。中储粮是国家囤粮之地，以备战争所用，一旦发生战争，这都是我们的命。然而，对于这个国家级储备粮库，竟然会发生火灾。而且正值中央派中央巡视组进驻调查之时，难免让人有所质疑其为掩盖调查，一把火把亏空的问题全都烧掉。
无独有偶，中储粮的大火还没有在民众的心底完全熄灭，它的孪生兄弟中储棉又出事了。2013年7月1日中储棉山西侯马代储库发生火灾。导致2.46万吨棉花全部烧毁。过火面积约1.05万平方米。火情由露天垛堆而起，波及4座棉库。中储棉的工作人员称是雷雨天雷所击造成的。
粮烧了，棉也烧了储备的战略物资瞬间灰飞烟灭，责任何在？对于中储粮，国家明确规定，必须储存在符合安全储粮要求的仓房内，不得露天储存。可是该粮库长期超负荷运转，粮多仓少，只能露天存放。而整个粮仓的消防设施非常有限，一个国家级储备粮库，竟然只有一个消防池和一座消防车加水机。堆放最集中，同时也是火势最大的粮囤周围，竟没有一处有效的消防设施。中储粮的大火让社会震动，中储棉难道不知道以之为鉴？为什么棉花还要露天堆放？而且消防水池离着火地点1公里远，消防栓无法使用，重大的消防漏洞比比皆是。
大连石化的爆炸，中储粮、中储棉的火灾，这一切都在混沌中演绎着。不知不觉的在酝酿，发展直至最后发生灾难。这一切本可以避免，但因为上级领导的贪污腐败，监管者的麻痹大意，导致悲剧一次又一次的发生。
“生于忧患，死于安乐”，频频事故的发生，还是我们对于安全隐患的意识太少，像孙师傅又举了一个日本人的例子。多年前，有一个日本人来中国住店，由于当时中日关系还有些紧张，所以旅店经理对这个日本人的一举一动都非常关注。他发现这个人在房间里四处寻视一番后，又到走廊上到处看，似乎在找什么东西。随后，日本人便让经理去买一根20米长的绳子。经理不知何意，但也不能拒绝，就给他买了绳子。这几天一切都平安无事，等日本人退房时，经理发现那根绳子还完好的放在床下，便去问日本人，你买绳子用来干什么？日本人说，因为我在房间和走廊四处寻找，都没有找到安全通道和指示灯。所以我买了这根绳子，一旦发生火灾，我可以从楼上爬下去，简单的例子就说明树立安全理念太重要了，一切的隐患都是疏于安全意识所造成的。
讲完了安全教育，我们又请了曲工给我们讲了一下炼油的工艺流程。
俄罗斯原油经过沉降、脱水由西油品罐区进入常减压装置，经加工处理，分离出石脑油、柴油、蜡油、渣油等组分。石脑油送至11#装置裂解，一部分柴油作为加氢精制的原料，另一部分作为成品出厂。蜡油作为加氢裂化装置的原料油，而渣油组分则作为延迟焦化装置的进料。
加氢裂化装置的原料为常减压装置的蜡油。与制氢装置供给的氢气混合经反应、分馏处理产生干气、液化石油气、轻石脑油、重石脑油、航煤、柴油和加氢未转化油。其中液化气一部分作为燃料，另一部分外销。轻石脑油、重石脑油和加氢未转化油均作为化工原料出厂。航煤和柴油外销。而加氢干气则作为制氢装置的原料。
延迟焦化装置原料油为常减压装置的减压渣油，生产出焦化富气、焦化汽油、柴油、轻蜡油、重蜡油以及石油焦等产品。焦化富气一部分作为燃料，另一部分去脱硫装置。脱硫后的富气作为制氢的原料。焦化汽油、柴油进入加氢精制装置作为原料，轻蜡油作为抽提原料，重蜡油作为燃料石油调和组分送至罐区。石油焦出厂。
加氢精制装置原料为焦化汽油，柴油以及一部分常减压直馏柴油。经反应、分馏生产出含硫气体、精制石脑油、柴油等产品。其中含硫气体送脱硫装置处理，精制石脑油作为化工原料外送出厂，柴油送罐区，调和合格后出厂。
脱硫及硫磺回收装置为环保装置，来自各装置的含硫干气和液化气进入脱硫部分，脱硫之后合格的干气一部分作为制氢原料，另一部分作为燃料气，进入全厂燃料气系统。合格的液化气送至轻烃罐区外销。各装置的酸性水进入脱硫装置的酸性水汽提部分，生产合格净化水及液氨。汽提酸性气进入硫磺回收系统，利用克劳修斯法外掺和两级转化流程，生产硫磺。
而我们加氢裂化装置又有一套系统的工艺流程。由于俄罗斯原油是高硫轻质原油，即使在常减压装置中精馏出不同组分，但所生产的蜡油仍含有杂质。所以采用先精制后精馏的方法，使杂质在加氢精制后全部除掉，以提高产品的质量。
加氢裂化的原料是直馏蜡油（VGO）和焦化蜡油（CGO），其以一定的比例和流量在罐液位串级控制下，经过原料油过滤器，除去原料油中的固体颗粒后进入原料油脱水罐，以脱出游离水。从原料油脱水罐出来的原料油分为两路，一路在流量和原料油缓冲罐液面串级控制下与中段回流油换热，另一路在流量和原料油缓冲罐液面串级控制下与柴油换热，最后经自动反冲洗过滤器进入原料油缓冲罐。
缓冲罐中的原料油经加氢进料泵升压在流量控制下经换热器与反应流出物换热，换热后的原料油再与循环加氢炉出口的循环氢混合，然后进入装有脱铁催化剂和精制催化剂的精制反应器进行加氢精制反应。当进料及循环氢通过精制催化剂时，脱硫、脱氧、脱氮反应开始发生，将原料中的硫、氮、氧等化合物转化为硫化氢、氨和水，并除去金属杂质，起到保护裂化催化剂的目的。由于这些反应都是放热反应，反应物温度升高。通过控制反应器入口温度及调节急冷氢量，使温度上升受到抑制，以延长催化剂的寿命，同时防止发生飞温。
精制反应器出口设有采样器，定期取样分析精制油的氮含量，在操作中通过调节反应器的床层平均反应温度来调节精制油的氮含量小于40ppm（重）。从反应器出来的加氢精制反应流出物用冷氢控制进入装有抗氮裂化催化剂的裂化反应器，精制油在高氢分压下通过四个催化剂床层进行加氢裂化反应（断链、开环、多环芳烃饱和等），放出大量热，反应温度必须严格控制，各床层入口温度分别用调整床层间急冷氢量来控制，在操作中通过调节床层间急冷氢量来控制各床层等温升。反应器的平均反应温度根据反应新鲜进料达80％（Ｖ）转化率这一要求来调节的，并尽可能的维持较低的反应温度，以延长催化剂的寿命，获得最大的收率，并有助于控制反应。
从裂化反应器出来的反应流出物，先后经过多种换热器的管程分别与热原料油、冷原料油、热循环氢、原料油、循环氢、低分油换热，以尽量回收热量。原料油、循环氢和低分油一侧都设有调节换热器出口温度的旁路控制。在换热后的反应流出物中注入冲洗水以除去氨气和防止铵盐沉积，注入处将允许大部分水气化。注水后的反应流出物经反应流出物空冷器冷却到43℃进入高压分离器，此时气态已变成液态。
反应流出物在高压分离器内进行气、油、水三相分离，操作压力控制在16.0Ｍpa（163Kg/cm2）。高压分离器压力指示反应系统的压力，在正常操作时通过调节新氢压缩机各段返回量，即调节新氢量来控制，催化剂再生时，高压分离器的压力通过排气量来控制。
高压分离器顶部的气体（即循环氢），经循环氢压缩机升压后分三路：第一路通过换热器的壳程与反应流出物换热，后又分两路各自在流量控制下作为两个循环氢加热炉的进料，经加热炉加热后的循环氢与换热后的原料混合作为精制反应器的进料。第二路不经换热加热而直接作为加氢精制反应器和加氢裂化反应器的急冷氢，用于控制反应床层温度。第三路，到空冷前，作为新氢压缩机的防喘振线。
自高压分离器中下部抽出的反应生成油，在高压分离器液位控制下通过原料油泵的液力透平回收能量后进入低压分离器，在开工停工液力透平未启动时则高分油直接经液控阀进到低压分离器，低压分离器闪蒸出来的干气（低分气）去脱硫及硫回收装置进行脱硫。而低分油在低压分离器液控下利用压力经换热器（壳程）换热后去分馏部分，作为脱丁烷塔脱丁烷塔的进料。自高压分离器底排出的含硫污水，在高压分离器油水界面控制降压后送脱硫及硫回收，低压分离器脱水包排出的含硫污水在油水界位的控制下与高压分离器污水汇合一并送到脱硫及硫回收。
分馏部分由一个脱丁烷塔和两个分馏塔组成，其作用是将反应流出物（低分油）分馏切割成液化石油气、轻石脑油、重石脑油，航煤、柴油和白油基础油等产品。
来自反应部分的低分油进脱丁烷塔第24层塔盘，其进料温度由换热器付线来控制，脱丁烷塔共有40层浮阀塔盘。操作压力为1.55Mpa（15.8kg/cm2），塔顶气经空冷器，水冷器部分冷却，冷凝后进入脱丁烷塔顶回流罐，在罐中分离出塔顶干气，在压力控制下与低分干气一起送到脱硫及硫回收装置，塔顶回流罐的液相经脱丁烷塔顶回流泵升压后，一部分作为脱丁烷塔的塔顶回流，另一部分在塔顶回流罐的液位和流量控制下作为液化石油气送到脱硫及硫回收装置进行脱硫。脱丁烷塔进料中夹带的溶解水在塔顶回流罐中切除，并在界面控制下与高分（高压分离器）含硫污水一起送到脱硫及硫回收装置进行处理，脱丁烷塔的热量由塔底重沸炉提供。脱丁烷塔底油经重沸炉进料泵升压后分四路，在流量控制下进入脱丁烷塔底重沸炉加热后返回到脱丁烷塔底底部，塔底重沸炉的出口温度由调节塔底重沸炉的燃料油来控制，脱丁烷塔塔底油作为第一分馏塔的进料。
脱丁烷塔底油在流量和脱丁烷塔液位串级调节下进入第一分馏塔第36层塔盘，第一分馏塔设置44层浮阀塔盘，一个侧线和一个中段回流，由塔底重沸炉向塔提供热量。塔顶气相经塔顶空冷器冷却至59℃后进入第一分馏塔顶回流罐，塔顶回流罐的压力通过调整氮气的进入量和排出量来控制，从而使第一分馏塔塔压力恒定在0.15Mpa（1.5kg/cm2），由塔顶回流罐排出的燃料气可引到塔底重沸炉火嘴，在炉中烧掉。塔顶回流罐的液相经轻石脑油泵升压后一部分在流量和塔顶温度串级控制下作为第一分馏塔的回流，另一部分则经轻石脑油冷却器冷却至40℃作为轻石脑产品，送出装置。
重石脑油自第一分馏塔侧线第25层塔盘抽出进入第一侧线汽提塔，经第一侧线汽提塔底重石脑油泵升压后经重石脑油空冷器和重石脑油冷却器冷却到40℃在流量控制下做为重石脑油产品送出装置。为减小塔径，回收热量，第一分馏塔设置中段回流，中段回流自第一分馏塔塔第29层塔盘抽出，经中段回流泵升压后送到换热器与新鲜原料换热，中段回流在流量控制下返回到第一分馏塔塔27层塔盘，换热器入口设有三通调节阀以控制中段回流的返塔温度。
第一分馏塔塔底油经第一分馏塔底重沸炉进料泵升压后分两部分，一部分分四路，在各自流量控制下作为塔底重沸炉的进料，另一部分在流量和第一分馏塔塔底液位串级调节下作为第二分馏塔第二分馏塔的进料。
轻石分馏塔处理的物料轻石脑油来自第一分馏塔顶回流罐，经进料泵加压后经换热器与塔底出料进行换热，由第30层塔板进料。轻石脑油经轻石分馏塔分馏后，产出三种产品：塔顶液化气经过换热器冷凝冷却温度降到40℃，经回流罐后由回流泵将其一部分送到塔顶做回流，另一部分液化气作为产品出装置；由第29层塔板抽出C5馏分经水冷器冷却到40℃后送出装置；塔底产出汽油经换热器、水冷两级冷却后降到40℃后送出装置。塔顶压力通过分程控制来实现，用调整氮气的进入量和排出量来控制；塔底再沸器利用低压蒸汽或0#柴油作热源，把返塔温度控制在130-140℃。
部分第一分馏塔塔底油经泵升压后进到第二分馏塔第四层填料与第五层填料之间，第二分馏塔共设五层填料，塔顶部设有供换热用的填料段，塔顶操作压力为0.04Mpa（绝压），压力由第二分馏塔顶抽空器来保持，其用低压蒸汽做动力不断抽出塔内的不凝气，塔顶抽空器出口蒸汽不凝气，经过水冷器部分冷凝冷却后进入大气水封罐，在大气水封罐中油、水、气体得到分离。其中少量的第二分馏塔顶油，在大气水封罐油液位的控制下的污油泵，间断排至污油系统，大气水封罐的冷凝水，在水液位的控制下自流入含油污水系统。罐中不凝气排至第二分馏塔底重沸炉火嘴烧掉，以免污染大气。
航煤（-35#柴油）由第二分馏塔顶部填料段下部集油箱抽出，经第二分馏塔侧线抽出泵升压后去航煤空冷器冷却后分为两部分，一部分在流量和抽出温度的控制下作为回流返回到顶部填料段上方，另一部分经冷却作为航煤产品出装置。
柴油馏分自第二分馏塔的第三层填料下部集油箱抽出，经柴油泵升压后，经三通阀去换热器做热源后，再与原料油换热后一部分经柴油水冷器冷到40℃，在抽出温度的控制下作为柴油产品送出装置，另一部分作为热回流返回到第二分馏塔第三层填料上部。第二分馏塔塔底油经第二分馏塔重沸炉进料泵升压后，一部分在四路分支各自流量控制下加热后再返回到第二分馏塔底部，另一部分与0.4Mpa蒸汽、重石脑油换热后，再与原料油换热后进入尾油空冷器，在第二分馏塔液位控制下作白油基础油送出装置。整个加氢裂化的工艺原则流程图和工艺流程图如下。
工艺原则流程图
IC3304干气去脱硫PIC33050.8 4040氮气E1125TRC3317V1108LCHL33032.06含硫污水FIC3315P1106A/BFIC3354LCHL3302FIC3312A1102E1109 6564FIC3309V1109 1LIC3305FIC3353液化气去脱硫低分油自V1104来P1104A/B30T1102TRC3327E1110T11013640LIC3304FIC3301，4燃料油2.24E1124A/B/C 7373去火炬氮气A1103FIC3325V11100.87 1TRC3352T1104 10LIC3309TRC3333F1104FIC3319，22E1114PIC3306燃料油0.87FRC3339 1581570.78P1110A/BP1109A/BA1104E1115P1113A/BE1127P1107A/BP1112A/B 209205E1126LIC3308E1108A/B-0.06抽空器PIC3309E1112 140140E1111290284C5+出装置LIC3301TRC3301 258251FIC3311F11030.150.8MPa蒸汽回水FIC3355P1103A/B 213206TRC3356FRC3351FIC33401A11060.67E4219FRC3346石油醚出装置轻石出装置航煤出装置原料油去E112125FRC332329原料油自反应来T1103P1105A/BFIC3347，500.8F1105E1121E11190#柴油出装置T1105LIC3310P1128A/BFRC3329 8080E110836TRC3351LIC330744TRC3375燃料油 360360E1122E1123FRC3331A1105 40400.48尾油出装置0.56 261260重石出装置P1111A/B 介绍完了加氢裂化工艺流程，我们又请来了制氢单元车间的田工来给我们介绍一下制氢的工艺流程。
加氢裂化所需要的氢气就是由制氢单元所生产的。制氢单元共分为五大单元：转化A、转化B、L-PSA（老PSA）、N-PSA（新PSA）、膜分离。
转化A和转化B，是制氢生产工艺全称——“蒸汽烃类转化法” 的简称。两单元是平行并列的，流程规模基本相同。不同的仅是原料来源。转化A的原料是焦化干气，辅助以轻石脑油、配氢和蒸汽。转化B的原料是膜的非渗透气，辅助以轻石脑油、蒸汽。配氢可极少。在膜分离单元停用而没有非渗透气时，直接用N-PSA单元的尾气做原料。烃类原料与配氢混合、升温气化、加氢反应、脱硫反应——统称预处理。处理后的原料气混合中压蒸汽、升温、进转化炉，出炉降温——出口称转化气。变换反应，降温，蒸汽冷凝脱水，降到常温——出口称变换气。中温变换反应目的是脱掉CO。两个单元的结果产品（变换气）最终合并进入下游单元——L-PSA L-PSA单元的原料为两转化单元合并的“变换气”，含氢75%。产品为99.99%的纯氢。尾气作为转化炉的燃料，可燃成分为氢、一氧化碳、甲烷；不可燃成分二氧化碳，占总体积的50%。所以其它炉几乎无法使用。
N-PSA单元的原料为公司其它单位（裂解装置、重整装置）来的含约80%氢的粗氢。也有膜分离单元的粗提纯氢。产品为99.9%的纯氢。尾气含氢仍大于50%，其余为烃类。无一氧化碳和二氧化碳。所以，要通过压缩机C2301加压作为膜分离单元的原料；或者直接作为转化B单元的原料。尾气量大时也可部分与L-PSA尾气混合作低压燃料。
膜分离单元的原料N-PSA尾气，或者压力低一些（1.0-2.0MPa）的其它含氢无硫气体。产品为80%的氢，再通过压缩机加压，作为N-PSA单元的原料之一。尾气加压作为转化B单元的原料。
以上所提到的PSA全名变压吸附。是利用混合物在不同的吸附剂、不同的压力下，对气体各组份有不同的吸附能力杂质在高压下被吸附，在低压下被解吸；而目标产物（氢气）在高压和低压下的吸附能力都较小，因而能达到分离气体混合物的目的。吸附剂主要是活性炭。杂质为CO、CO2、CH4等气体。
了解完了工艺理论，我们也该看看实际操作了。就这样，在金师傅的带领下，我们来到了制氢装置的现场。
师傅首先给我们介绍了压缩机、注油机、U形管换热器等小型的设备。接着，又介绍了一个大的加热炉，足有三层楼高，而且是正方体显得格外醒目。加热炉旁就是最常见的烟囱。在来加氢裂化车间的一路上，路过其他几个车间，都能看到这样的烟囱。奇怪的是为什么烟囱的顶部都会有一层层像是滑梯状的结构。下面没有任何东，不像是便于人们攀爬之用。师傅说，其实那是用来降低风的阻力。还认识了闸阀和截止阀。一般地，闸阀采用明杆运动，就是转动手轮，阀杆会出现升降，而手轮则保持高度不变。截止阀就恰恰相反，它采用暗杆运动，就是随着手轮的转动，阀杆和手轮一同升降。
再往前走，就来到了膜分离单元。，膜分离其原理就是利用一种具有选择透过性的分离膜，这里用的是气体膜。把含有60%的氢气和其他C1-C5的杂质通过分离得出80%的氢气，旁边就是制氢的重要装置PSA。这边的10个PSA罐是L-PSA单元的，它是从国外引进的系统，设备质量很好。那边的10个PSA罐是N-PSA单元的，是新增的国产设备。质量就远不如，阀门总是出现故障。
PSA罐主要有三个管口，底部两个为进料管和尾气管。顶部一个为产品管。操作时，打开进料管和产品管。原料进入罐内，高压吸附，吧大分子杂质全部吸附起来，小分子氢气就从产品管出来。当吸附剂快饱和时，关闭进料口，让罐内的氢气全部出去后，再关闭产品管，打开尾气管。通过减压操作，使杂质解吸，从尾气管出去。剩余排不出去的杂质，再用产品管的氢气裹挟出来，所以尾气中会仍有30%-50%的氢气。
看完了实际操作，师傅又给我们讲了车间的成本核算。加氢裂化车间的成本核算主要分为三类：第一是装置成本。包括反应的装置，各类塔、罐、泵。还有原料、燃料的成本。第二是辅助成本，包括消防水、生活水，还有原料管道等各类管线设备的维修费用。由于装置年久失修，维修费用很高。第三是物料成本，包括电、气，还有生活用品，扫帚、拖布等物品的费用。做成本核算就是要时刻比较，控制成本，使利益最大化。特别是炼油厂，石油是一个国家的命脉，是战略储备。现在如果发生战争，封锁进口石油，我国的石油储备只能够30天，美国是3个月。
产品固然重要，但是环境保护也要做好。加氢裂化装置在设计时就考虑到环保而且有利于环保的装置，其加工的原料是多氮，多硫多杂质的蜡油，对环境的危害性较大，通过加氢精制和加氢裂化以后，生成的产品中氮和硫的含量很低（＜2ppm），故而直接应用于燃料油，它对环境的危害很小，而脱出的氮和硫大都在酸性水和干气液化气中，这三和物流到脱硫装置进行处理，把其中有毒在害物质，变为氨和硫磺，脱硫后的水和干气液化气都是合格的，水用于生产循环，干气用于制氢或燃料气管网，液化气作为产品出厂。
对于三废的排放，加氢裂化装置有着系统的流程。
一、废水的处理
装置排放的废水有原料油脱水罐和原料缓冲罐脱水，高分脱水，低分脱水，脱丁烷塔回流罐脱水和第一分馏塔回流罐脱水，用于卫生清扫和设备清洗用水的排放。其中原料油脱水罐、原料缓冲罐里的水是原料带的水或是过滤器中存的水，所脱出的水中带有少量的油，排放时排到地下水封井。第一分馏塔回流罐脱出的水是来自反应生成或是注水，量很小，所排放时可能带油（轻石脑油），排放到地下水封井。用于卫生清扫和设备清洗用的水，也都能通过地沟排到水封井。在开停工设备管线吹扫和清洗时要先排净设备中的存油到污油槽，当出水干净后，才能排到地下水封井，不论水质情况如何也不许明排。在酸性水采样时，要注意配戴防毒面具，且要保证置换的水直接倒进地下水封井，且采样时注意水量不能过大，防止溢出污染环境。水封井的水都送到污水处理车间（水厂五车间）进行污水处理，合格后排放。
高分、低分和脱丁烷塔回流罐的酸性水，除了含有少量的油外，还含有大量的H2S、(NH4)2S等有毒有害物质，所以不能送到污水处理车间，要通过酸性水线送到脱硫及硫回收装置进行脱硫、脱氨、脱油合格后送出装置。正常生产时，严格控制就地排放，如果在紧急状态下（如脱硫故障），酸性水改到火炬罐经火炬罐闪蒸后，排放到水封井去污水处理车间处理。
二、废气的处理
装置排放的废气有：高分干气（只有在置换时间），低分干气，脱丁烷塔塔顶干气，轻石分馏塔塔顶干气，第一分馏塔顶干气，第二分馏塔顶干气。其中高分干气、低分干气、脱丁烷塔塔顶干气汇集一起去脱硫及硫回收。脱硫后干气含很少的污染物，一般情况都作为制氢的进料，有时也做燃料气。只有在紧急情况下（脱硫故障、加氢泄压）才放火炬。干气中主要的污染物质为硫化氢有毒，如直接排放危害人类和动植物，但经燃烧后硫化氢变为SO2和SO3，危害性要减到很小，在没有办法回收的情况下，只能放火炬烧掉。
第一分馏塔塔顶不凝气和第二分馏塔顶不凝气其中含有微量的硫化氢，对大气的污染很小，但其是可燃气体，不能直排，故而在正常生产时，都作为燃料送到炉子烧掉，在开工初期或停工时排到火炬烧掉。不凝气中只含有几个ppm的硫污染物，是符合排放标准的。
停工过程中，各塔内残余压力油气都排到火炬，在氮气吹扫时的废气都排到火炬。在扫线和设备蒸煮时，当无油后可以直排大气。
三、废料处理
装置废料有：污油及各种油品采样的残余液，停工退油不能直接回收的油品及设备维修时所必须排放的物料。（包括油品、CS2、NH3、缓蚀剂、碱液），废催化剂。
在正常生产时，污油主要来源是过滤器的冲洗，设备维修和采样时的废液，都可以直接或间接的排到污油系统回收，在停工过程中，管线和设备中残留的油，一般在扫线时都先排到污油系统，能排到污油系统的都接胶带装桶回收。在用蒸汽吹扫过程中，排放孔导淋先连油带水排到污油系统，当水中含油量很少时，再排到污水系统去水厂处理。
现在装置用的是挥发量很小的自燃点很高的、微毒的改良CS2，在正常生产时硫注剂始终在使用，只有Ｐ1116泵故障和停工时，才能排放泵中和管线中的硫注剂，一般情况下，用氮气把残留在设备和管线中的硫注剂压到桶中封存，在使用时装回到罐中。
在正常生产过程中，不使用液氨，只有在新催化剂开工时用钝化新催化剂活性时用，所以液氨使用完必须退出装置，氨罐中的用氮气压到槽车，送到贮罐，泵和管线中的用氮气扫到火炬系统。
废碱液只有在装置换催化剂时，中和清洗时用，在中和清洗结束后，用管线送到碱厂。
缓蚀剂在正常生产时使用。注意调兑缓蚀剂时应均匀，使其具有良好的流动性，在停工前用柴油（或航煤）浸泡缓蚀剂罐，清洗缓蚀剂管线都停工后用氮气和蒸汽吹扫到各塔顶挥发线。
加氢裂化后的废催化剂在生产过程中都以硫化态存在，且因生产因素，使很多FeS沉积在催化剂中，FeS自燃点很低，故很易自燃，生成SO2和SO3，污染环境，故而在催化剂卸剂时要时刻注意，用固定的桶盛装，同时加放干冰（CO2），使其与空气隔绝，然后封好桶盖，送到再生工厂进行再生。
加氢裂化本身就是环保性生产装置，它生产的产品，大都是无污染产品。可以直接使达到环保要求。
自我总结
时间过得真快，转眼间，五天的生产实习已经结束了。第一次出远门，来到了辽化炼油厂。虽然只有这五天的时间，但我学到了许许多多平时课堂上无法学到、看到的东西。也认识到了自己很多的不足，使我受益匪浅。
首先，我对化工生产过程有了进一步的了解，尤其是加氢裂化。通过师傅的讲解，我对加氢裂化这一系统的原理，设备，工艺流程都有了深度认识。而且，近距离地看见了许多生产设备，开拓了眼界。虽然认识实习时见过一些，但那只是泛泛地远观，这次可是咫尺之遥，站在旁边明显能感觉到蒸汽的热度。遗憾的是，在实习之前，我们刚结束课程设计任务。任务是要设计精馏塔。在查找和阅读大量资料后，对精馏塔有了更多的认识。本想在工厂中看看真正的精馏塔，可惜参观的车间没有精馏塔，难免有点小小的遗憾。
实习的目的就是把理论和实际相结合，不单单死磕书本上的东西。明年的这个时候我们就要就业了，就业单位不会像老师一样点点滴滴细致入微地把要做的工作告诉我们，更多的是需要我们自己去观察、学习，积累经验。不具备这项能力就难以胜任未来的挑战。“纸上得来终觉浅，绝知此事要躬行”，书本上的知识固然有用，但最重要的还是去实践。不然，只会纸上谈兵也是无所作为的。
这也许是最后一次专业实习了。以后等待着我们的就是毕业工作了。余下的一年时间我要再接再励，为大学四年画上圆满的句号。最后，感谢带队老师这几天对我们的关心照顾。
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