齐鲁石化胜利炼油厂实习报告

青 岛 科 技 大 学

实习地点：__________________________________

第二催化车间工艺流程的研究（稳脱单元）实习名称：__________________________________

齐鲁石化胜利炼油厂

指导教师_________________________ 学生姓名__________________________ 学生学号__________________________

化工学院 _______________________________化学工程与工艺 专业________________ 院（部）____________________________班

2012 年 ___12 月 ___5 日 ______

目 录

前沿 ......................................................... 错误！未定义书签。 第一章 第二催化装置概况 .......................... 错误！未定义书签。 1.1 工艺特点 ............................................. 错误！未定义书签。 1.2 安全生产特点 ..................................... 错误！未定义书签。 1.3 装置概况 ............................................. 错误！未定义书签。 1.4 设备概况及主要设备 . ............................. 错误！未定义书签。 1、 设备概况 . ............................................ 错误！未定义书签。 2、 主要设备 . ............................................ 错误！未定义书签。 1.5第二脱硫装置 . ....................................... 错误！未定义书签。 1.6 产品及副产品说明 ............................... 错误！未定义书签。 第二章 原料、公用工程及化工三剂 ............... 错误！未定义书签。 第三章 生产原理及物料平衡 ....................... 错误！未定义书签。 3.1 反应再生部分 ....................................... 错误！未定义书签。 3.2 催化反应部分影响因素........................... 错误！未定义书签。 3.2.1 原料油性质........................................ 错误！未定义书签。 3.2.2 反应温度 （即提升管出口温度） .......... 错误！未定义书签。 3.2.3 沉降器压力........................................ 错误！未定义书签。 3.2.4 催化剂 . ............................................. 错误！未定义书签。 3.3 分馏部分 ............................................. 错误！未定义书签。 3.4 吸收稳定部分 ....................................... 错误！未定义书签。 3.5 物料平衡（2009年9月MIP －CGP 工艺改造设计数据）错误！

未定义书签。

3.6 第二脱硫装置 ..................................... 错误！未定义书签。 第四章 副产品及三废的应用与处理 . ............. 错误！未定义书签。 第五章 工艺流程简要说明 .......................... 错误！未定义书签。 5.1 反应-再生单元 ...................................... 错误！未定义书签。 5.2 分馏单元 ............................................. 错误！未定义书签。 5.3 吸收稳定单元 ....................................... 错误！未定义书签。 5.4 脱硫单元 ............................................. 错误！未定义书签。 第六章 稳定单元停工步骤及方法 ................. 错误！未定义书签。 6.1降温将量 .............................................. 错误！未定义书签。 6.2切断进料，退油 . .................................... 错误！未定义书签。 6.3稳定系统顶油、拿残油 ........................... 错误！未定义书签。 6.4 稳定系统水顶液化气 . ............................. 错误！未定义书签。 6.5稳定系统泄压 . ....................................... 错误！未定义书签。 6.6全面扫线 .............................................. 错误！未定义书签。 6.7 停工安全措施 ....................................... 错误！未定义书签。 6.8 停工环保措施 ....................................... 错误！未定义书签。 第七章 公用工程事故处理 .......................... 错误！未定义书签。 7.1 处理预案 ............................................. 错误！未定义书签。 7.2 若如上处理无法维持正常生产，则需按如下切断装置进料处理................................................................ 错误！未定义书签。 7.3 气分双脱 ............................................. 错误！未定义书签。

7.4 DCS 系统停电，其他正常 . .................... 错误！未定义书签。 7.5 停汽事故处理预案 . ................................ 错误！未定义书签。 7.6 并汽条件 ............................................. 错误！未定义书签。 7.7 停水事故处理预案 . ................................ 错误！未定义书签。 7.7.1除盐水中断事故处理 ............................ 错误！未定义书签。 如脱硫TIC402超过150度，换402热源切除。错误！未定义书签。 7.7.2 循环水中断事故处理 ........................... 错误！未定义书签。 第八章 工艺控制方案 ................................ 错误！未定义书签。 第九章 稳定充瓦斯、收油和三塔循环方案 .... 错误！未定义书签。

前沿

中国石化集团齐鲁石化公司胜利炼油厂是全国颇具规模的炼油企业之一，于1966年4月动工建设，1967年10月投入生产，现已成为加工能力10500kt/a，占地面积587公顷的现代化石油加工企业。该厂拥有生产装置和辅助生产装置60余套，拥有相应配套的科学研究、开发设计、计算机应用、环境保护等设施，是全国最具影响力的含硫原油加工以及沥青、硫磺生产和加氢工艺技术应用基地之一，生产的39种石油产品畅销全国27个省市，部分产品已进入国际市场。

胜利炼油厂坚持依靠科技求发展。该厂VRDS-FCC 组合工艺曾获联合国科技创新发明奖；石油苯、-10号军用柴油等产品曾获国家金奖；100号甲级道路沥青、1号喷气燃料、石油甲苯等产品曾获国家银奖；硫磺、90号车用汽油等18种产品曾获省(部) 优名牌产品称号；汽油全部实现了高标号无铅系列化生产，其中97号无铅汽油填补了国内空白；1999年开发投产的高等级道路沥青，技术指标达到或超过了国外同类产品水平，从而标志着胜利炼油厂的沥青产品实现了系列化。按照“质量第一，用户至上”的原则，胜利炼油厂建立了从原材料进厂、生产过程控制、新产品开发、标准化管理、产品出厂控制到售后服务的全过程质量控制保证体系。该厂于1998年通过了ISO9002国际质量体系贯标认证和ISO10012计量检测体系贯标认证；2001年3月被中国实验室国家认可委员会等机构评定为“沥青产品检验实验室”。

齐鲁石化坚持科技创新，1996年以来，累计完成科研课题950项，成果鉴定169项，获得专利授权93项，16项科技成果获国家级奖励。先后与美国、德国、英国、日本、意大利、荷兰、韩国等多家国外公司进行了成功合作。公司凭籍自身丰富的工程建设经验，依托雄厚的技术实力和可靠的服务质量，在国内树立了良好的企业形象，形成了可研、设计、采购、施工和开车服务管理等系统的服务网络。自主开发的硫磺回收技术及催化剂、炼厂气等温绝

热加氢技术、轻烃醚化技术等填补了国内空白。为全国“科技进步百强企业”。在中国石油和化学工业协会、中国化工企业管理协会、中国化工情报信息协会联合发布的2003年中国化工企业500强排行榜中，齐鲁分公司、齐鲁股份有限公司分别名列第7位和第27位。

第一章 第二催化装置概况

胜利炼油厂第二催化裂化装置于1979年开始施工，同年因国民经济调整，

停工缓建。1984年恢复建设，于1986年11月工程全部竣工投产，加工能力为60万t/a。1994年4月大修改造时又将处理能力提至80万t/a。2002年对装置进行大规模改造，新增外取热器、烟机能量回收机组及相应的配套系统，并对再生器及分馏稳定系统进行了改造，使装置由蜡油催化改为重油催化裂化装置。2005年3月进行了MGD 工艺改造，增加了汽油回炼喷嘴和轻质原料喷嘴。本装置选用了美国Honeywell 公司生产的TDC —3000仪表自控系统，使装置的技术水平大幅提高。2005年7月由Honeywell 公司、石化盈科公司和胜利炼油厂联合开发的先进控制系统投用，对反再、分馏、吸收稳定单元操作进行了优化。2006年5月回炼油过滤器投用，第二催化装置回炼油经过过滤器过滤后，送至重油加氢装置，回炼油不再直接回炼。2008年3月装置DCS 系统升级为Honeywell 公司的PKS —300系统。2009年9月进行MIP-CGP 工艺技术改造，增加提升管二反段、MIP 斜管及MIP 滑阀，气压机302更新。

催化裂化是原油二次加工的核心工艺。该装置分反应-再生、分馏、吸收稳定脱硫、再生烟气能量回收、余热锅炉、回炼油过滤器等6个部分。它以胜利原油的减压馏分油、VR 常压渣油、VR 减压渣油、焦化蜡油等为原料，在500-510℃，0.33-0.34 MPa的条件下，原料油与分子筛催化剂接触，经过以裂化反应为主的一系列反应，转化成干气、液化气、汽油、柴油、油浆等产品。

1.1 工艺特点

（1）产品质量好。催化裂化所得汽油辛烷值高，一般都在80以上，并且安定性好，烯烃相对较少，基本不含二烯烃。轻质油收率高，可达80%以上。 （2）可提供大量化工原料。裂化气中C3、C4组分约占90%，C3中丙烯又占70%，C4中各种丁烯占55%左右，这些都是优良的石油化工原料，还能提供大量液化气供民用。

（3）柴油含有大量重质芳烃，十六烷值较低，一般只有35~45，因而催化柴油使用性能差，需与直馏柴油调和后才能使用。渣油催化和掺炼重油催化除十六烷值更低外，含硫、氮、胶质也多，颜色深，安定性差，易氧化产生沉渣，需加氢精制处理。

（4）产品方案灵活。同一套装置，改变不同的操作条件，便可得到气体、汽油、柴油的不同产品分布，以适应市场经济发展的需要。

（5）原料选择范围比较宽，通常是以减压馏分油、焦化蜡油等作为原料。

1.2 安全生产特点

（1）生产过程高温，产品易燃易爆有毒。

（2）生产过程产生有毒有害气体，危害人体健康。

（3）关键设备多，设备腐蚀、发生泄漏的危险大。 （4）设备、管线密集，现场作业难度大。

1.3 装置概况

1.4 设备概况及主要设备

1.5第二脱硫装置

第二脱硫装置是第二催化装置的配套装置，于1977年开始施工，1979年因国民经济调整停工缓建，1984年恢复建设，1986年11月工程全部竣工投产。该装置原处理能力为干气3万t/a，液态烃6万t/a，九四年随第二催化装置80万t/a改造，第二脱硫装置各塔开孔率增加，处理能力增加为干气4万t/a，液态烃8万t/a。本装置的仪表自控系统选用了美国HONEYWELL 公司生产的TDC —3000系统，使装置的技术水平大大提高。

在工艺方面，本装置气、液体脱硫部分采用了3塔流程。综合考虑了各塔溶剂的再生问题，使干气脱硫和液态烃脱硫的富胺液在一个再生塔内再生。 1、工艺特点

由于脱硫工艺过程系3塔循环，即2个脱硫塔共用一个再生塔, 因此可节省设备投资，减少占地面积。同时简化了操作并节省生产费用。但由于液化气中硫化氢含量少，贫液浓度和溶剂循环量较干气少得多。在这种条件下，胺液往往会吸收一些烃，吸收的烃在再生塔内被脱出，易导致硫磺回收装置生产的硫磺发黑。 2、安全生产特点

（1） 生产过程产生有毒有害气体硫化氢，危害人体健康。 （2） 关键设备多，设备腐蚀、发生泄漏的危险性大。 （3） 设备、管线密集，现场作业难度大。

1.6 产品及副产品说明

第二章 原料、公用工程及化工三剂

第三章 生产原理及物料平衡

3.1 反应再生部分

流化催化裂化是在流化状态的催化剂床层中，重质烃类在一定温度下发生下列反应的工艺过程：

（1）分解反应：烷烃、烯烃分解成小分子; 环烷烃进行环断裂或侧链断裂; 单环芳烃的烷基侧链的断裂反应。

（2）异构化反应：正构烯烃生成异构烯烃; 五碳环烷烃生成六碳环烷烃。 （3）芳构化反应：六碳环烷烃脱氢生成芳香烃；烯烃环化脱氢生成芳香烃。 （4）氢转移反应：多环芳烃逐渐缩合成大分子直至焦炭，同时一部分氢原子转移到烯烃分子中，使烯烃饱和变成烷烃，因此，流化催化裂化产物中异构烷烃和芳香烃较多，汽油辛烷值较高，安定性好。

3.2 催化反应部分影响因素

3.2.1 原料油性质

原料油性质（包括回炼比、转化率）都直接影响产品产率和产品分布，原料越重，轻质油收率越低。不同的原料，其产品性质也不同。

3.2.2 反应温度 （即提升管出口温度）

提升管出口温度的高低，直接影响反应深度的大小，从而影响产品分布。这是影响催化裂化反应诸多因素中最重要的因素之一。可通过调节剂油比（催化剂循环量）、再生剂温度、总进料量、反应压力等手段来控制反应温度。反应温度越高，反应深度越大。

3.2.3 沉降器压力

反应压力是从沉降器顶部到气压机入口或到低压放火炬管网这段设备阻力情况的反映。它的变化直接影响催化剂的正常硫化循环，影响产品分布，且往往是催化剂损失量增加的重要原因之一，任何反应压力失控状况的出现都是非常危险的。

3.2.4 催化剂

催化剂的性质对反应转化率及产品分布、产品性质有着极其重要的影响。不同催化剂，其活性、选择性不同；不同的操作条件，例如剂油比和再生含碳量不同，其催化剂平均活性也不同。操作者总是希望选择适宜的催化剂种类，采用适宜的操作条件（包括剂油比、烧焦深度、维持适当的催化剂损耗、减少重金属污染措施），使催化剂保持较高的平衡活性和较高的选择性。

3.3 分馏部分

催化分馏就是利用气液相中各组分挥发度的不同进行分离。在塔中，气相从塔底向塔顶上升，液相从塔顶向塔底下降。在每层塔板上汽液两相密切接触时进行传热传质。液相部分汽化，气相部分冷凝，进而使同一塔板上气液两相趋向平衡。然后将蒸馏过程的馏分按不同沸点范围分别收集起来。

3.4 吸收稳定部分

稳定过程实质上就是一个多组分的精馏过程，它的原理就是精馏原理。即：不平衡的气液两相在塔盘上逆向接触进行传质传热，气相中重组分（高沸点物）优先冷凝，液相中轻组分（低沸点物）优先气化，最后塔顶得到较纯的轻组分，底部得到较纯的重组分，从而达到对产品精馏的目的。吸收过程是利用气体混合物中

各组分在液体中溶解度不同来分离气体混合物的。

3.5 物料平衡（2009年9月MIP －CGP 工艺改造设计数据）

（2）转化率，68.7w %； C3+C4+ C5+汽油+柴油产率，82.7w %；C5+汽油+柴油产率，62.7w %

（3) 产品收率数据取自石科院工艺包。

3.6 第二脱硫装置

1、生产原理

第二脱硫装置采用乙醇胺脱硫工艺，属于化学溶剂法。乙醇胺脱硫的过程是应用碱性的有机胺在常温下能吸收酸性气（H 2S 、CO 2等），而当温度提高时又重新释放所吸收的气体这一可逆反应而实现的。其反应如下：

2RNH 2+ H2S

﹝（RNH 2）H ﹞2S

如果将含硫的原料气和乙醇胺溶液在较底温度下在吸收塔内接触，则其中的硫化氢被吸收而得到脱硫。吸收了硫化氢后的乙醇胺溶液经过加热后在解吸塔内进行解吸。解吸出来的硫化氢可以回收硫磺，而再生后的乙醇胺溶液可以重复利用。

2、主要影响因素 1、吸收部分

（1）温度的影响

由于乙醇胺的碱性随温度的上升而减小，故降低温度对吸收有利，一般控制在40℃左右为宜。 （2）压力的影响

一定量的气体在不同的压力下有不同的体积，压力增加，体积随之减小。对有一定硫化氢含量的气体来说，若压力提高一倍，则其体积相对缩小一倍，单位体积内所含的硫化氢分子数相应提高一倍，因此硫化氢与乙醇胺分子接触的机会也就会增加一倍，所以吸收效果相对要提高。

（3）贫液中硫化氢含量的影响

由亨利定律可知，溶液中溶质的分压与其在溶液中的浓度成正比，即：Pi=Ei X i ，所以在同一温度下（即E i 不变），X H2S 越大，其平衡蒸汽压越大，因此净化气中硫化氢含量增加，净化效果降低。

（4）乙醇胺用量的影响

由于工艺条件的不同，以及设备的工作性能，溶液的质量等原因，在吸收时往往不能达到真正的平衡，一般仅能达到平衡的60%—80%，所以需要增加乙醇胺用量才能保证净化效果。但是乙醇胺用量要适当，过多提高循环量会得到相反的结果。

(5）乙醇胺浓度的影响

由于一定量的酸性气需要一定量的乙醇胺来吸收，在胺液用量相同的情况下，胺液浓度越低，则循环量越大，再生塔的液相负荷和冷却负荷增大，使贫液质量变差，影响吸收效果；胺液浓度过高，会导致胺液发泡、胺液损失、设备腐蚀加剧。

(6)原料气中杂质的影响

原料气中某些物质（如CO 2、COS 、RSH 、RSR 等）会与胺液发生反应生成稳定的盐类，从而造成胺液发泡；原料气中机械杂质也易造成胺液发泡

2、再生部分

（1）温度的影响

由于解吸反应是吸热反应，所以提高温度，增加再生塔的热量有利于胺液的再生；但是温度过高，会造成胺液分解，增加动力消耗。

（2）压力的影响

对于乙醇胺溶液来说，在一定压力下沸点是一定的，只要不改变压力，塔底无论怎样加热均不会有较大变化。而提高或降低压力，将对再生温度有较大影响。因此必须有一定的压力来保证足够的再生温度，确保再生效果。

（3）重沸器供给热量的影响

要使解吸较好的进行，必须有足够的热量，需要满足这几方面对热量的需要：①解吸全部硫化氢所需热量；②把低温进料加热到解吸温度所需热量；③为再生塔提供汽提蒸汽所需热量。

第四章

副产品及三废的应用与处理

第五章 工艺流程简要说明 5.1 反应-再生单元

第二催化裂化装置为高低并列、前置烧焦罐、内置提升管式催化裂化装置。 装置于2009年9月MIP －CGP 工艺改造时提升管自下而上设有原料油喷嘴、回炼油喷嘴、急冷油喷嘴，第二反应区。原料油在高效喷嘴混合室内和雾化蒸汽混合后，被雾化成小油滴进入提升管。提升管底部设有汽油回炼分布器，在分布器中，汽油和蒸汽混合后经喷淋式喷头进入提升管。

2006年厂部重质油加工方案进行了调整，催化原料的品种和供给方式也相应进行了改变。VRDS 减压装置停，渣油全部改为VRDS 常压渣油，可以由罐区送入，也可以进行热进料直供；蜡油则主要是来自蜡油加氢装置的焦化蜡油，有时接收二常或三常的减三线蜡油，蜡油可采用热进料直供方式，也可由泵404/1，2接力抽入。两路进料混合进入装置原料缓冲罐容203，掺渣比基本保持在80％－100％。

装置蜡油进料（加氢后焦化蜡油）由泵404/1,2抽入，与罐区送入的渣油进料（VRDS 常压渣油）进料中的一路经管道混合一并至装置原料缓冲罐容203，由原料油泵201/1,2抽出，经原料-油浆换热器（换201/1-4）升温至180~220℃，进入提升管下部第一反应区的原料喷嘴。

提升管设置两个反应区。在第一反应区内，雾化后的新鲜原料油与高温催化剂接触，立即汽化、反应，产生的反应油气携带催化剂以活塞流沿提升管向上流动。在提升管下段第一反应区的出口设置急冷油喷嘴，通过汽油回炼，抑制二次裂化反应，同时由于第二反应区扩径，延长停留时间，增加氢转移反应和异构化反应。为了控制第二反应区扩径后的空速，第二反应区底部通过MIP 斜管和MIP 滑阀补充部分待生催化剂。在提升管出口设有粗旋，使催化剂与油气迅速分离，减少二次反应。在再生器中，催化剂分为三路：一路经再生斜管进入提升管反应器，完成反再系统的催化剂循环，该路催化剂循环量的大小，由提升管出口温度控制再生滑阀的开度进行控制。一路经外取热上斜管进入外取热器，降温后的催化剂通过外取热下斜管返回烧焦罐，该路催化剂循环量，由烧焦罐床层温度控制外取热下滑阀的开度进行控制。另一路，经循环斜管、滑阀进入烧焦罐，以提高烧焦罐内的起始温度。再生烟气经再生器内6组两级旋风分离器回收烟气携带的催化剂细粉后，进入三旋。

为维持两器热平衡，增加操作灵活性，在再生器旁设置可调热量的外取热器，由再生器床层引出高温催化剂（700℃）流入外取热器后，经取热列管间自上向下流动，取热管浸没在流化床内，管内走水，取热器底部通入流化空气增压风以维持良好流化，造成硫化催化剂对直立浸没管的良好传热，经换热后的催化剂温降100℃左右，通过斜管及外取热器下滑阀流入烧焦罐。

外取热器用的脱氧水自余热锅炉来，进入汽包，与外取热器换热出来的汽－水混合物混合，传热并进行汽、液分离后产生的4.3MPa （表）饱和蒸汽送至余热锅炉过热，并入装置中压蒸汽管网。

汽包中的饱和水由循环热水泵101/1～3抽出，形成强制循环，进入外取热

器取热管。

再生器和烧焦罐烧焦用的主风由主风机供给，主风机出口分出一股主风经增压机升压后（0.42MPa （表）流量150立方米/分钟），作为外取热器流化风。因调节取热量需要，同时满足增压防喘振的需要，增压风过剩时，可将部分增压风并入主风管线。

自动控制部分

再生器操作压力由三旋后的烟气双动滑阀或烟机入口蝶阀控制。

提升管出口温度由再生滑阀控制。

待生滑阀用来控制汽提段催化剂料位高度，要求保证最低料位高度以确保良好的汽提，同时也要防止料位过高，而使催化剂从料腿中重新被携带。

提升管第二反应区床层料位由MIP 滑阀控制。

再生器床层料位由循环滑阀控制，但在料位规定范围内可以不加控制，只要严密监视。

烧焦罐温度可调节外取热器下滑阀开度或调节外取热器流化风量来调整取热量，使进入烧焦罐的催化剂流量或温度变化，从而控制了烧焦罐温度。

开工用新鲜及平衡催化剂由汽车从厂内仓库运送至装置内新鲜催化剂储罐和平衡剂催化剂储罐，用系统来的非净化风(压力0.6MPa （表）温度30℃) 输送至再生器和烧焦罐，正常补充催化剂用小型加料，用非净化风送到再生器。为保持催化剂比表面和重金属含量不超过允许值需从再生器定期卸出催化剂至废催化剂罐。废催化剂储罐考虑了催化剂卸除装运设施。钝化剂系统为桶装的钝化剂溶液用泵抽至钝化剂罐，然后由钝化剂注入泵压送至提升管进料总管与原料油混合后进入提升管进料喷嘴。钝化剂是水溶性的，钝化剂用水稀释，水与钝化剂比例按10：1考虑。

由反应沉降器出来的反应油气进入分馏塔（塔－201）

烟气能量回收系统

来自再生器的具有压力的高温（670℃）含催化剂（1克/标准立方米）烟气首先进入一台多管式三级旋风分离器，分离出其中大部分催化剂，使烟气中催化剂含量降到0.2克/标准立方米以下，大于10μ的颗粒基本除去，以保证烟气透平叶片常周期运转，净化了的烟气从三级旋分器出来分为两路，一路经切断闸阀和调节蝶阀轴向进入烟气透平膨胀做功，驱动主风机回收烟气中压力能，做功的烟气压力从约0.3MPa （表）降至0.108MPa （表），温度由670℃降至～503℃，经水封罐和另一旁路经双动滑阀调节放空的烟气汇合后进入余热锅炉回收烟气显热发生3.82MPa （表）420℃过热蒸汽，烟气经余热锅炉后温度下降至～180℃最后排入烟囱。在烟气透平前的水平管道上装有高温平板闸阀及高温蝶阀，高温平板闸阀是在事故状态下紧急切断烟气进入透平之用，调节蝶阀及副线上双动滑阀具有相同功能，均可对再生器压力起调节作用。从三旋分离出来的催化剂细粉主要是小于30μ的，通过四旋进一步回收的细粉，连续排入细粉收集罐，然后进入细粉储罐，设计考虑在细粉储罐下方将催化剂装车外送，或回用一部分催化剂。

从三旋排出的细粉夹带约2～5％的烟气要连续从四旋顶部排出，为维持整个系统压力，从放空线上装有临界流速喷嘴，此喷嘴已接近临界状态下操作，改造后设计上考虑了耐磨措施。此放空管为衬里管。

在烟机入口管道上，高温平板闸阀前设计一根放空线，该线是烟机未开时放空用，以防管线中积凝液腐蚀管线。

在烟道水封罐设有常流水的小水封，作用其一是起密封作用防止烟气漏出，其二是置换酸性水的作用，因烟气与水接触后，有部分NO X 、SO X 溶于水，使水PH 值下降而腐蚀水封罐，所以说水封罐的小水封需要常流水。

回炼油过滤器系统

从回炼油集合管来的回炼油或从稳定换303返回的回炼油部分经过FIC2004进入回炼油冷水槽L207冷却至250℃以下，然后进入回炼油过滤器过滤，滤清液固体含量小于5ppm ，滤清液送UFR/VRDS做稀释油，加氢改性后返回催化做为进料组分。定期排出的滤渣进入排渣罐，用干气压入分馏塔底部，进入油浆系统。

5.2 分馏单元

分馏塔（塔201）共32层塔盘，塔底部装有8层工字挡板。来自沉降器的高温油气经大油气线进入分馏塔工字挡板底部，与工字挡板顶部返回的275℃循环油浆逆流接触，油气自下而上被冷却洗涤。油气经分馏后得到气体、粗汽油、轻柴油、回炼油、油浆，为提供足够的内部回流并使塔负荷分配均匀，分馏塔设有四个循环回流：顶循环流、一中回流、二中回流、塔底油浆回流。

（1）分馏塔顶油气

分馏塔顶油气自塔顶进入空气冷却器，冷却至60~80℃，再进入分馏塔顶后冷器冷至40℃，进入油气分离器容-201分离。容201中的富气进入气体压缩机，冷凝的粗汽油用泵加压后送往吸收稳定部分的吸收塔顶做吸收剂，分出的含硫污水经泵加压后分为两路，一路出装置含硫污水管网，另一路作为急冷水去提升管。

（2）顶循环回流

顶循环油自分馏塔第29层下部集油箱用泵抽出，温度为140~160℃。分馏塔的操作中考虑了打冷回流，当冷回流量为5350公斤每小时时，冷回流的取热量占顶循环回流取热负荷的10%，塔顶温度为114℃，塔顶压力下水蒸气的露点温度103~108℃，温度相差5℃，能满足操作控制要求，因此在操作中应该控制冷回流的量大于5000公斤/小时。

（3）轻柴油

为了增产柴油，分馏塔第17、21层开有抽出口，第17层为全抽出斗，自流至上部轻柴油汽提塔；第21层为部分抽出斗，自流至下部轻柴油汽提塔，均经水蒸汽汽提后，用泵分别从汽提塔底部抽出，上汽提塔泵出口调节阀与出装置压控阀配合控制上汽提塔液面，下汽提塔泵出口调节阀为流量控制，两股柴油经过调解阀后合并，首先进入稳定解析塔底重沸器加热稳定脱乙烷油，后与富吸收油换热，然后经空冷、水冷冷却至40℃，一路作为产品出装置，另一路作为贫吸收油至再吸收塔，吸收后的富吸收油又返回经换热至140℃进分馏塔第18层或22层塔盘。

（4）一中系统

一中自分馏塔第13层下部抽出斗抽出，温度260~310℃，经泵先作为解析塔底重沸器的热源，温度将为190℃，至换热器换热，后进冷凝器用循环水冷却至160℃返塔201第16层。

由于重柴油进UFR/VRDS做稀释油组合工艺的要求，为了防止分馏塔第11、12层塔盘干板，一中从泵205/1,2出来后新增一根一中回流直接返塔线，至分馏塔第12层，作为内回流。

（5）重柴油系统

根据胜利炼油厂提出重柴油进UFR/VRDS做稀释油组合工艺的要求，为了减少重柴油中的催化剂含量，重柴油自分馏塔第8、10层抽出，温度335℃，进新增的重柴油泵214/1,2升压后至VRDS 装置，为了保证输送过程中的安全，重柴油管线至冷207冷却后，再进VRDS 装置。

（6）二中系统

回炼油自分馏塔第三层下部集油箱自流入容202馏分，温度335~350℃，用泵207/1,2抽出后分为三路，第一路作为回炼油进提升管，第二路作为内回流直接返回分馏塔第二层，既可防止三层以下干板又可调节分馏塔底液面；第三路油为二中回流，做稳定塔底重沸器换303的热源，换热至250~260℃返一部分反分馏塔第5层。另一部分经回炼油过滤器送UFR/VRDS做稀释油，加氢改性后返回催化作为进料组分。

（7）油浆系统

循环油浆由泵208/1~3从分馏塔底抽出，温度320~350℃，一路反应一反出口冷油喷嘴进行回炼；一路为油浆热返塔直接返至油浆返塔上口，调节分馏塔一层塔盘温度；另一路进换201/1~4（油浆原料换热器）换热至310℃，再进换202/1,2（油浆蒸汽发生器）产生4.2MPa 的中压蒸汽，出口温度275℃从工字挡板上下返塔，由各自的控制阀调节流量达到控制整个分馏塔热负荷及洗涤催化剂的目的。其中分出一路油浆作为产品经冷208水箱冷却至100℃出装置。由于掺炼渣油后，为了防止分馏塔底烧焦，控制分馏塔底处于过冷状态，塔底温度不大于350℃。

5.3 吸收稳定单元

从分馏部分（容201）出来的富气被富气压缩机（机301）压缩至1.4~1.6MPa，压缩气体与脱吸塔顶气体混合经空冷器冷却至60℃，再与吸收塔底油混合，混合后用冷301/5-8冷凝冷却到40℃，进入油气分离器（容301）。容301分离出来的污水返空冷201前，去容201。

吸收塔/解析塔（塔301/1,2）改造中更换。吸收塔的操作压力为

1.4~1.45MPa(A),操作吸收温度为47~48℃，从容301来的富气进入吸收塔下部，从分馏部分来的粗汽油及补充吸收剂分别由第27、30层和32、35层打入，与富气逆流接触。从吸收塔顶出来的贫气进入再吸收塔底部，与贫吸收油逆向接触，以吸收贫气中的＞C3组分，再吸收塔顶压力为1.35~1.40MPa（A ），操作温度为41~45℃，从再吸收塔顶出来的干气分为两路，一路送往脱硫装置脱硫，另一路进提升管作为预提升干气，塔底富吸收油返回分馏塔。

从吸收塔顶出来的贫气进入再吸收塔（塔302）底部，与贫吸收油逆向接触，以吸收贫气中的>C3组分，再吸收塔顶压力为1.35～1.40MPa （A ），操作温度为41-45℃，从再吸收塔顶出来的干气分为两路，一路送往脱硫装置脱硫，另一路进提升管作为预提升干气，塔底富吸收油返回分馏塔。

自容301出来的凝缩油经泵301/1，2加压与稳定汽油换热（换304）到70℃，进入塔301/2上部，塔底温度约为140℃，塔顶压力1.6～1.65MPa （A ），解析塔底重沸器换301由分馏一中换热，解析塔顶气体至空冷301/1～4前与压缩富气混合，解析塔底的脱乙烷油与稳定汽油换热（换302/1）至140～145℃进入稳定塔303。塔303顶的操作压力为1.3-1.35MPa （A ），塔底温度为172-185℃。塔底重沸器的热源由分馏二中供给。液化气从稳定塔顶馏出，经空冷304/1～4、水冷304/5-8冷凝冷却至40℃，进入容303稳定塔顶回流罐。液化气用泵304/1，

2加压，一路作为塔顶回流，另一路作为产品出装置。塔底的稳定汽油先经换302/1-2与脱乙烷油换热后一部分去反应提升管，剩余再经换304与凝缩油换热后，再经换305/3，4与除盐水换热、冷305/1-2与循环水换热冷却至40℃，一路作为产品出装置，另一路经泵305/1,2加压后作为补充吸收剂进吸收塔。

5.4 脱硫单元

来自再吸收塔（塔302）的干气进入容404进行气液沉降分离，凝液压入分馏单元塔201，干气进入干气脱硫塔（塔402）底部，塔402顶压力0.85~0.95MPa（g ）, 在干气脱硫塔内干气与胺液逆流接触，胺液吸收干气中硫化氢，脱后干气经容405沉降，脱净胺液后进入高压管网。

来自稳定塔（塔303）的液化气进入液化气脱硫塔（塔401）底部，塔401顶压力0.9MPa （g ）, 在液化气脱硫塔内液化气与胺液（n 甲基-乙二醇胺溶液）逆流接触，胺液吸收液化气中硫化氢，脱后液化气经容403沉降，脱净胺液后送入液化气脱硫醇装置进一步精制。胺液再生塔顶酸性气经冷401（酸性气-循环水冷却器）冷却至40~50℃，进入容407进行沉降分离，酸性气送硫磺装置生产硫磺，酸性水经泵403/1,2打回胺液再生塔14层循环利用。

2006年4月新上跨线一条，将塔401底富液直接进泵402/1,2入口，不进塔403再生，降低换402蒸汽消耗。

第六章 稳定单元停工步骤及方法

6.1降温将量

反应岗位降温将量，分流岗位调整操作，稳定岗位降温将量调整操作。

(1).根据汽油、液化气和干气量，停塔301/1补充吸收剂量，适当降低塔303回流量，塔301一、二中降量必要时停泵。

(2).利用一、二中热源，解析塔和稳定塔压力按照上限控制。PICA401压力正常控制。

(3).将塔302吸收剂量切除，LICA-306维持10%。

(4).反应降温降量前1小时，各塔器保持低液面，一泵不抽空为宜，根据经验容303、塔301、303页面控制在10^15%，容301控制在15^25%。

6.2切断进料，退油

反应岗位切断进料，分流岗位将汽油，柴油改不合格线，稳定岗位开始全力进行退油工作，退油结束，气压机停机。

1、联系分馏，确认粗汽油由FIC210处改不合格线。（前提）

2、快速将容301、塔301/2的油拿到塔303处走合格线出装置。（重点）

（1）塔301尽快拿油，抽空后停泵301，将LICA-301控制阀，副线阀开打，向分馏拿油。

（2）启动泵302/3快速向不合格线拿一、二中系统油。（重点）

（3）泵303抽空后停泵。

（4）塔303加快拿油速度，FI-317开至最大。

（5）容303液面空后停泵304.

3、开泵305，快速将稳定汽油换热器内存油经FIC303处不合格线拿出装置，泵抽空后，停泵。（重点）

换303→换302/1,2→TIC309→换305/3-4→冷305/1-2→泵305→FIC303→汽油不合格线→催化罐区

6.3稳定系统顶油、拿残油

稳定系统退油完毕，联系设备岗位气压机停机，稳定系统压力低于蒸汽压力时，稳定系统开始从泵上给蒸汽往塔和容器内顶油，顶油的同时开泵302/3通过拿油线从塔底和容器底部拿残油进不合格线，拿残油要反复拿，多次拿，拿干净。（安排人上塔301/1，2和塔303开塔设备用进料口器壁阀）

1、稳定系统退油完毕，气压计切除系统后，关闭PICA-401/1，2手阀，系统保压。

(1)停空冷301/1^4，水冷301/5-8切除，循环水放空。

(2)机301出口阀后DN40蒸汽线给汽吹扫。

根据系统压力情况，我的系统给汽顶油，防止油串蒸汽管网。防止水击，如 果出现水击现象立即停止给汽，顶油过程中泵302/3一直开泵拿油进不合格线。

顶油进塔部分早给蒸汽，便于项进塔的油尽快落下。

(1)泵301／1出口给汽，项油进塔301／2。泵301／1入口给汽，顶油进容30l 。

流程如下：

泵301／1出口→换304→塔301／1的30#顶油。(早给蒸汽)

泵301／1入口→容301

(2)泵303／2出口给汽，顶油进塔303。泵303／2入口给汽，顶油进塔301／2。

泵303／2出口一换302／1—2-→303的1 5#和19#顶油。(早给蒸汽) 泵303／2入口一塔301／2

(3)泵305／1出1：3给汽，顶油进塔301／1。泵305／1入口给汽，顶油进塔303。

冷305／1—2冷却器和冷305／3、换302／2除盐水切除，循环水和除盐水放空。换304稳定汽油系统投用，避免憋压，便于扫线、拿油。

流程如下：

泵305／1出13→FIC303→塔301／I 的32#和35#顶油。(早给蒸汽)

泵305／I 入口→冷305／i ，2→换305／3，4→TIC309→换304→换302／1，2→塔303(先拿残油，后给蒸汽)

(4)塔301／1一二中系统。泵302／1，3出入口给汽顶油进塔301／1。泵302／3

2、中出入口阀关死，拿油进不合格线。

泵302／1出口给汽→FIC304→冷302／1，2→塔301／1的25#(早给蒸汽)

泵302／1入口给汽→塔301／1的26tt(早给蒸汽)

泵302／3出口给汽→FIC305→冷302／3，4→塔301／1的14#(早给蒸汽)

泵302／3入口给汽→塔301／I 的15#(早给蒸汽)

3、将塔301／I 的27#和30#手阀全开，联系分馏岗位用泵202打水进塔301／1的27#和30#顶油；同时将塔301／1塔盘油漂下。~f．-j 15分钟左右。(退油

完成一遍后就可以给水)

流程：泵202／2一FIC210--"F1310一塔301／1的27#和30并项油。(10分钟)

粗汽油进塔303部分：泵202／2一FIC210一F1310一脱乙烷油进换302／1前。(5分钟，改好流程)

4、联系分馏塔302贫吸收油线蒸汽顶油、扫线。

流程如下：

FIC2ll 阀后给汽一．塔302的25#和30#(早给蒸汽)

FIC211阀后给汽→LICA306→塔302底部

FIC211阀后给汽→换204/2,3→塔201的18#和22#（早给蒸汽）

5、拿残油要反复拿，多次拿，尽量拿干净。稳定汽油系统换热器多年，存油多，先拿稳定汽油仙人跳，换303、冷305/1,2、换305/3,4拿完一遍后至305/1入口给汽顶油。

（1）容301拿残油

A. 联系气压机从容309引蒸汽吹扫凝缩油线。流程：气压机容309→LICA511→容301

B ．启用泵302/3向不合格线退残油。

C ．泵抽空后，观察界面情况，确定容30l 无油后，关容301拿油线手阀。

（2) ．塔302拿残油

A ．配合分馏岗位蒸汽吹扫塔302吸收剂线。流程如下：FIC211阀后引蒸汽→塔302副线一换204--~20l的1 8#和22#。

B ．将LIC306下游阀关死，将塔302底拿油线手阀打开。

C ．启用泵302／3向不合格线退残油。

D ．泵302／3抽空后，打开塔302底放空阀，确认无油后，关塔302拿油线。

(3)换301／A ，B 底拿油

A ．分别打开H301／A ，B 底拿油线，待泵302／3抽空后停泵。

B ．开放空检查有无存油。确认无油后，关换301／A ，B 底拿油线手阀。

(4)换303底拿油

A ．T303底给汽稍开，一则保压，二则将液态烃赶至塔顶。

B ．打开换303底拿油线，启动泵302／3向不合格线送油。

C ·待泵抽空后停泵，检查放空。确认无油后，关换303底拿油线手阀。

(5)换305／3—4、冷305／1一2、L302／1．2．3．4拿油

A. 冷305／1-2底部DN25拿油线始终全开。冷305／1—2循环水切除，放空。

B. 开换305／3—4拿油线，待油拿净后，换305／3—4除盐水系统切除，换热器放水

C. 当L302/1.2.3.4中残油拿净后，循环水切除，放空，开泵302/1．3出入口扫线蒸汽给汽吹扫。

6、拿残油要反复几次、拿干净。至此，粗汽油线、富吸收油线、混合油线、富气线、脱乙烷油线、吸收剂线、稳定汽油线无油。

6.4 稳定系统水顶液化气

稳定系统拿油结束，开始水顶液化气。水的密度比液化气大，为了顶干净，

可以先正顶后反顶，和正常生产时液化气流向相同为正顶和正常生产时液化气流向相反为反顶。空冷304/-4停运。

1、水顶液化气，正顶

(1)关L304／5．6 A,N阀，出口稍丌。

(2)启动泵305／1向L304／5—8送水。

流程如下：泵30511→L304／5—8→容303→泵304

（3）要点：

A · 先关L304／5—8入口阀，泵305／1继续打水，缓慢打丌出口阀(稍丌一点) ，

保持L304／5—8压力大于塔303系统压力，防止液化气串入L304／5—8。

B ·L304／5—8放不凝汽阀打丌。(防止部分液化气浮在水面上，没顶出) C ·看好界面、液面，待界面迅速升高，表明液化气已拿空。

2、水顶液化气，反顶。(PIC301付线全丌)

(1) 关死L304／5-8出口阀。

(2) 启动泵305／1向L304／5—8送水。

流程如下：泵305／1→L304／1’4→热旁路PIC30l 一容303→泵304

（3）要点：

A. 控制好进水量，尽量缓慢。

B. 专人看好容303界面和液面。

C. 尽量使液态烃进容303，少进塔303.

D. 启动泵304，由液面就拿走。

E. 界面上升迅速，而液面上升较慢，说明空冷系统液化气已拿净，停水。

(4)容303继续装水，同时联系气分加强脱水。容1／1界面加强监护。 流程如下：

泵304→FIC307→塔401副线→气分容1／1

泵304→FIC308→塔303

3、水顶液化气结束后，不着急撤水，系统泄压完毕，全面扫线给汽时塔303顶放空见汽再撤水，避免系统泄压时残存的液化气汽化吸热冻坏设备。撤水要缓慢，避免设备抽负压。撤水完毕，L304／5—8循环水切除放主。

6.5稳定系统泄压

l 、稳定系统泄压原则：如系统压力较高，影响高压管网撤压’压力平衡后再向低压管网撤压。

2、塔301、302系统→塔402系统→PIC40l →高压管网。

(1)待压力平衡后，管死PICA401手阀，放火炬至压力0.02MPa, 打开塔301/1,2

和塔302塔顶放空。

（2）塔301/下底给大蒸汽。

3、塔303系统→容303→PIC302→高压管网

(1)待压力平衡后关死PIC302去高压，放低压至0.02MPa 。打开塔303顶放空

（2）塔302底给大气。

6.6全面扫线

在给其吹扫进塔前，检查确认空冷全部停运，水冷全部切除，循环水、除盐水放空，各塔顶放空稍开，泵上给汽点给大，塔301/2底给汽点、塔301/1给汽点、塔303底给汽点作为补充，稍给，避免给汽顶牛，塔302底给汽点、塔301/1顶给汽点，塔303顶给汽点不考虑给汽。

注意事项

给汽点作为补充，稍给。

(1)稳定系统各塔安全阀定压值高，所以安全阀手阀不用关死，但塔顶放空和顶底排空要开。

(2)在吹扫过程中，注意低点排水防止水击。同时塔的压力不宜控制的太高。

(3)吹扫过程中泵上给汽点给大，塔底给汽点根据塔压力稍给，系统各放空阀全开。

（4）吹扫时各放空阀、采样口、液面计上下放空、测压点（压力表拆下）均要见汽。

（5）不能长时间吹扫泵体、控制阀，尤其是各流量计，吹扫前应切出，吹扫时稍微一带即可。

（6) 要反复吹扫、憋压，撤压，确保吹扫干净。

（7）吹扫完毕，设备管线所有低点排空均应打开，放净存水。

（8）吹扫过程中注意经常检查管线温度，不留死角。

1、富气线：

机出口阀后给汽→空冷301／1^4→冷301/5-8→容301→塔301/1底富气入口

2、粗气油线：

塔301/1的27#和30#、换302／1，2入口引汽→FIC3lO →FIC210→粗汽油集合管，分流岗位吹扫粗汽油各汽油分支

3、轻柴油吸收剂线：

FIC2ll 阀后给汽→塔302的25#和30#

FIC2ll 阀后给汽→塔303底部

FIC2ll 阀后给汽→换204／2—3→塔201的18#和22#

4、凝缩油线：

泵301/1入口给汽→容301

泵301/1出口给汽→FIC309→H304→塔301/2的30#

5、吸收塔一中：

泵302/1入口给汽→塔301的26#

泵302／l 出口给汽→FIC304→冷302／1，2→塔30l 的25#

6、吸收塔二中：

泵302／3入口给汽→塔30l 的15#

泵302／3出口给汽→FIc305→冷302／3，4→塔30l 的14#

7、脱乙烷油线：

泵303／2入口给汽一塔301／2、换301／A —B

塔303／2出口给汽→FIC306-→换302／1—2→塔303的15#和19#

8、稳定汽油线：

泵305／1入口给汽→冷305／I ，2→换305／3—4→TIC309→换304→

换302／1，2→塔303、换303

泵305／1入口给汽→LIC307→F1317→出装置

泵305／1出口给汽→'FIC303→塔301／1的32#和35#

9、液化气线：

塔303顶给汽→空冷304／1^4→冷304／5—8→容303→PIC302→高低压管网

容303引汽→泵304／1，2→FIC307副线→塔401、气分

塔303顶引汽→FIC308副线关死，控制阀处放空

10、补液化气系统：

架24#给汽→PIC304→换305→容309→高压管网

架24嚣给汽→气分

11、含硫污水线：

容301引蒸汽→LIC301、容303引蒸汽→LIC309→空冷201前到塔201塔顶放空

12、塔301／1富吸收油线：

空冷301／1~4后引汽→LIC304→塔301／1

13、塔301／2解吸气线：

空冷301／1~4后引汽→PIC300l →塔301／2顶放空

14、塔301／1贫气线：

塔301／1顶引汽→塔302底部

15、塔302干气线：

塔302顶引汽→PIC3002→容404→塔402底部

16、预提升干气：

PIC3002前引汽→FICl120放空、回炼油过滤器前放空

17、降凝汽油线：

容301前引汽→FIC318→架1#放空

18、减粘瓦斯线：

塔302前给汽、水冷301／5—8前引汽→增压机顶放空

6.7 停工安全措施

1、装置内不允许乱放瓦斯，以免发生着火爆炸事故。

2、分馏系统扫线时要严格控制塔201和容201压力，严禁超压。

3、塔器未经分析气体合格不准进入，进塔器检查（气体分析合格）要有二人参加，任何人不得单独进入塔器，以免发生危险。

4、反--再系统开人孔时注意安全，验房热催化剂烫伤人。

5、塔器开人孔时要先上后下，防止硫化亚铁自然。

6、塔403开塔顶放空时要带好防毒面具，一面硫化氢中毒。

7、反--再系统切断进料后要保持沉降器压力微高于再生器压力，严防风窜入沉降器发生爆炸。

8、立体作业时上面的人要保管好工具、螺丝等以免掉下来伤人。

9、停工时各塔器尽量放空，抽空时泵出口阀要关小，至泵多次抽空为止，尽量减少油、瓦斯的排空。排空是必须专人监控，并采取相应的安全防护措施。

6.8 停工环保措施

1、装置停工装盲20l 前要使反应器的油气吹扫干净，以减少大气污染。

2、分馏系统拿油时，要求干净彻底，严禁排空阀放油。

3、稳定系统拿油后剩余的少量残油要接胶带排至含油污水。

4、扫钱时不准往地面和明沟放油，少量放油需用桶接。

5、不准乱排液化气、瓦斯以免污染环境，含油污水要送污水处理场。

6、含硫污水送三常污水罐。

7、为了环保要求，脱硫单元洗塔水由厂安环部联系外运处理，禁止私自排放。

第七章 公用工程事故处理

7.1 处理预案

稳脱岗位：

室内：

1. 室内关死PIC-401/1.2控制阀，保持系统压力。

2. 缓慢关死FIC-307、LIC-307控制阀，控制好LICA-308、LIC-307液面。

3. 热源中断（一、二中停，轻柴油停），TIC-301、TIC3016、TIC-302阀位关系10%，防止热源恢复时，升温过快憋坏换热器。（升温时先升换301B ，换301A ，再升换302）。

4. 稳定三塔循环，控制好各液面（LICA-302、LICA-305、LIC-307）。脱硫三塔循环。

室外：

1. 立即将瞬间停电晃停机泵重新运行。

2. 关死FIC-307、LIC-307手阀。

3. 切除塔302、塔402改付线。

4. 视情况酸性气改放火炬。

5. 如FIC-408外送，须关死手阀。

7.2 若如上处理无法维持正常生产，则需按如下切断装置进料处理

稳脱岗位：

室内：

1. 室内关死PIC-401/1.2控制阀，保持系统压力。

2. 缓慢关死FIC-307、LIC-307控制阀，控制好LICA-308、LIC-307液面

3. 热源中断（一、二中停，轻柴油停），TIC-301、TIC3016、TIC-302阀位关系10%，防止热源恢复时，升温过快憋坏换热器。（升温时先升换301B ，换301A ，再升换302）

4. 稳定三塔循环，控制好各液面（LICA-302、LICA-305、LIC-307）。脱硫三塔循环。

室外：

5. 立即将瞬间停电晃停机泵重新运行。

6. 关死FIC-307、LIC-307手阀。

7. 切除塔302、塔402改付线。

8. 视情况酸性气改放火炬。

9. 如FIC-408外送，须关死手阀。

7.3 气分双脱

稳脱岗位：

1、切除塔302吸收剂，关闭LICA-306手阀，防止干气窜入分馏塔，塔402改付线。

2、关闭各泵出口阀，按停键，关闭控制阀手阀（关闭顺序：LICA-301、LIC-307、FIC-307、LICA401、LICA402）。

3、酸性气改放火炬。

4、换303热源改走副线，换301A 和换301B 热源改走旁路。切除换402热源。

5、现场检查荣303压力，若超高，则打开PICA-302副线。向高压管网撤压。

6、检查LICA-302、LICA-308防止超高。检查LICA-305、LIC-307防止压空。检查LICA401、LICA402液面，保持正常。

7、联系气压机检查停机后机出口阀是否关闭，分馏粗汽油去稳定是否关闭。

7.4 DCS系统停电，其他正常

稳脱岗位：

1、现场停泵305，停泵302.

2、切除塔302.

3、参考现场一次表，调节凝缩油量50吨/时，观察容301现场一次表或玻璃板，控制液面不大于80%.

4、然后停泵301，停泵303.

5、换303现场切除。恢复操作前先将TIC301、TIC3016、TIC302热旁路打开。

6、关LTC307、FIC307手阀。检查FIC308量。

7、关死PIC-401/1,2手阀，FIC-408手阀。

8、脱硫：酸性气改放火炬；切除塔402；停泵402、403；关死塔401、402的液控阀手阀防止互串；现场切除换402蒸汽。

7.5 停汽事故处理预案

稳脱岗位

室内：

1、室内关死PIC-401/1.2控制阀，保持系统压力。

2、缓慢关死FIC-307、LIC-307控制阀，控制好LICA-308、LIC-307液面

3、热源中断（一、二中停，轻柴油停），TIC-301、TIC3016、TIC-302阀位关系10%，防止热源恢复时，升温过快憋坏换热器。（升温时先升换301B ，换301A ，再升换302）

4、稳定三塔循环，控制好各液面（LICA-302、LICA-305、LIC-307）。脱硫三塔循环。

室外：

1、切除塔302，塔402改付线。

2、关死FIC-307、LIC-307手阀。

3、切除塔302、塔402改付线。

4、视情况酸性气改放火炬。

5、如FIC-408外送，须关死手阀。

7.6 并汽条件

（1）①在主蒸汽与蒸汽母管并气前，应对蒸汽管道进行暖管。暖管时间一般≦2小时。

②锅炉主蒸汽管道的暖管与余热锅炉与升压同时进行。检查主蒸汽管道膨胀是否良好，支、托、吊、卡是否正常，如有异常应停止暖管，排除故障。 ③在校检各仪表和冲洗液一次。

④蒸汽压力低于母管压力0.05-0.1MPa(表）。

⑤蒸汽温度约400℃。

⑥蒸汽钠离子含量≧60ppm 。

⑦汽包水位保持30-40%。

（2）①达到上述条件后，通知动力及调度，准备并气。

②并气时用密切注意蒸汽温度和压力的变化，首先缓慢关闭出口放空阀和疏水阀，直至全关。同时逐渐打开过热蒸汽进管手阀，并气过程中，如发现蒸汽温度急剧下降或管道产生水击等，赢立即停止并气，加强流水，待回复正常后重新并气。

③并汽后，过热器烟气入口及其旁路蝶阀控制过热蒸汽出口温度约在420℃。 ④逐渐打开过热器入口手阀直至全开。根据情况，相应关小减温减压阀及烟气放空

蝶阀t 控制省煤器烟气出口温度≦180℃。

⑤应对照检查汽包水位计和各汽压表指示变化，并开始记录蒸汽、给水系统的有关

流量、温度、液位和压力。

⑥再次对设备进行检查，发现问题及时处理。

7.7 停水事故处理预案

7.7.1除盐水中断事故处理

分馏稳脱岗位

室内：

1、分馏、稳脱岗位根据反应降量，调整操作。

2、适当提大二中补塔底量。

室外：

1、在分馏塔低温不超高的前提下，换202副线稍开，减少换202取热。

2、容210没液面后，须将换202切除。

3、将换201/5油路副线打开，上游阀关闭。

如脱硫TIC402超过150度，换402热源切除。

7.7.2 循环水中断事故处理

稳脱岗位：

室内：

1、室内关死PIC-401/1.2控制阀，保持系统压力。

2、缓慢关死FIC-307、LIC-307控制阀，控制好LICA-308、LIC-307液面

3、热源中断（一、二中停，轻柴油停），TIC-301、TIC3016、TIC-302阀位关系10%，防止热源恢复时，升温过快憋坏换热器。（升温时先升换301B ，换301A ，

再升换302）

4、稳定三塔循环，控制好各液面（LICA-302、LICA-305、LIC-307）。脱硫三塔循环。

室外：

1、切除塔302，塔402改付线。

2、关死FIC-307、LIC-307手阀。

3、切除塔302、塔402改付线。

4、视情况酸性气改放火炬。

5、如FIC-408外送，须关死手阀。

第八章 工艺控制方案

1、主风低流量自保：

主风自保由FI-1801、FIC-103、FI-111选取，自保动作值分别对应为小于800Nm3/min，小于70Nm3/min，小于100Nm3/min。动作时三取二动作。

主风自保动作后现场阀门动作情况：主风单向阻尼阀（关）、主风事故蒸汽（开）、再生滑阀（关）、待生滑阀（关）、MIP 滑阀（关）、原料进料自保（关）、原料事故旁通（开）、雾化蒸汽FIC-1107（开）、回炼油进料自保HSV-1102（关）、油浆进料自保HSV-1101（关）、干气予提升FIC-1120（关）、汽油回炼FIC-108（关）、急冷油FIC-1116（关）

设备现场阀门动作情况：防逆流阀（关），防喘震阀（开），机出口单向阀（关），导叶回22度，机出口放空阀（开）

2、反应温度低自保

反应温度自保取点为TI-1101、TI-1102、TI-1103（三取二）&TI-1104B、TI-1105B （二取二）。自保动作值均为小于450℃。必须同时满足三取二和二取二的情况，自保才动作。

反应温度自保动作后现场阀门动作情况：再生滑阀（关）、待生滑阀（关）、MIP 滑阀（关）、原料进料自保（关）、原料事故旁通（开）、雾化蒸汽FIC-1107（开）、回炼油进料自保HSV-1102（关）、油浆进料自保HSV-1101（关）、干气予提升FIC-1120（关）、汽油回炼FIC-108（关）、急冷油FIC-1116（关）

第九章 稳定充瓦斯、收油和三塔循环方案 （一）1．稳脱单元贯通、吹扫和试压、赶空气完毕，达到充瓦斯的条件。

2. 稳定岗位吹扫试压完毕，塔内留少量蒸汽，保持系统微正压以防空气串入。

3．准备充瓦斯，打开容30l 和容303充瓦斯阀，向系统充瓦斯同时稳定岗位关小

各塔底给汽阀，缓慢关闭各塔顶排空阀，用瓦斯赶蒸汽。

4．稳定岗位打开换热器底部排空，见瓦斯后关闭换热器底部排空阀，在稳定各塔

顶采样分析氧气含量

5．注意事项

1) 充压要缓慢，防止影响炉10l 升温。

2) 在低点排凝处放尽存水，要多次进行排水。

6．改好收汽油流程：

流程如下：灌区（稳定汽油出装置倒引）→LIC307→泵305/1.2→FIC303→塔301/1→LIC304→容301泵301/1.2→FIC309→换301/2→换301B 、换301A →泵303/1.2→换302/1.2壳程→FIC306→塔303

另一路：LICA307→冷305/1.2壳程→换305/3.4壳程→换302/1.2管程→换303→塔303

7.联系灌区引油进装置，人随油走，分段脱水，当塔器液面达到50%再向下流程引油，当塔器液面均达到50%，关死引油阀建立吸收、解吸、稳定三塔循环。 三塔循环流程：FIC303→塔301/1→LIC304→容301→泵301/1.2→FIC309→换304壳程→塔301/2→换301B 、换301A →泵303/1.2→换302/1.2壳程→FIC306→塔303→换303→换302/1.2管程→换304管程→换305/1.2壳程→泵305/1.2→FIC303→LIC307

8.在三路循环正常后，切换备用泵，将泵体中的水置换干净。

9.密切注意容301液面，防止容301满汽油窜入高压管网，造成反应炉101熄火。

10.在三塔循环的过程中，向系统补充汽油，以维持各塔器页面稳定。 此时状态：三塔循环正常，达到接受富气和粗汽油的条件。

（二）稳定系统蒸塔12小时

为了将塔内构件表面油渍吹扫干净，保证开人孔后化验分析合格，需要将稳定系统蒸塔12小时。

l、给汽点：

(I)塔303底DG40给汽点

(2)塔30l ／上DG40给汽点

(3)塔301／下DG80给汽点

2、原则

(1)塔顶放：空开大，他底放空稍开

(2)各放空稍开，脱净存水，防止水击。

(3)流程全部畅通，阀门打开。

(4)蒸塔12小时后全部停汽冷却l 小时。

（三）稳定系统洗塔12小时

为了将塔内部硫化亚铁、铁锈、胺盐清理出来，并避免硫化亚铁自燃，稳定系统需

要洗塔12小时。

1、水循环流程

（1）稳定三塔循环流程：补充吸收剂→富吸收油→凝缩油→脱乙烷油→稳定汽油

新鲜水→泵305／1→FIC303→塔301／1→LICA304→冷301／5-8→容301→泵

301／1，2→FIC309→H304→塔301／2的30#→H301／A--B →泵303／1，2→

FIC306→换

302／2→塔303的15#和19#→换303→H302／1．2→H304→TIC309→换305／3—4→

L305／1．2→泵305／2→FIC303→塔301／1的32#、35#：另一路经LIC307→F1317→架1#放空

(2)液化气系统：(PIC301付线全开)

新鲜水→B305／l →L304／5．6→L304／1~4→PIC301→R303→B304／1·2→FIC308→T303：另一路经FIC307→I401

(3)低压管网系统：(从容303放低压线装水) ，各点串蒸汽全部停用，架24#放

空见水后，打开容314底部放空，冲洗低压管网系统。

2、注意事项

（1）看好各液面，装水不能过多，洗塔时防止水倒入一个塔中，各流量保持稳定。

(2)水洗过程中要注意在各设备和流程的底邵排水，见清水后关闭排空建立循环。

(3)顶放空要开大，防止放水时抽真空。

(4)放水要缓慢，防止冲击水J 。

（四） 硫化亚铁钝化剂清洗（由厂家负责安排人清洗、车间配合)

清洗完毕，塔402、塔401、塔403分别加入硫化亚铁钝化剂进行钝化和清洗防止停工后发生硫化亚铁自然。清洗前关死与塔相连的其他阀门。

塔402系统：从FIC401处拆短接将硫化亚铁钝化剂打入塔402，塔底放空阀抽出，硫化亚铁钝化剂循环。

FIC401→塔402→塔402底放空→硫化亚铁钝化剂加注系统→FIC401→塔402

塔401系统：从FIC402拆短接将硫化亚铁钝化剂打入塔401，塔底放空阀抽出，硫化亚铁钝化剂循环。

FIC402→塔401→塔401底放空硫化亚铁钝化剂加注系统→FIC402→塔401

塔403系统：从LIC402地下线阀后法兰接胶带通过脱硫地下线经换401/1,2将硫化亚铁钝化剂打入塔403，塔底从塔403底LIC406钱放空阀或换402底放空抽出，硫化亚铁钝化剂打循环。

LIC402地下线阀后→脱硫地下线→换401富液入口→换401→塔403塔403底LIC406前放空→硫化亚铁钝化剂加注系统→LIC402地下线阀后→脱硫地下线→换401富液入口→换401→塔403

心得体会 这一次，在老师的带领下，我们到齐鲁石化胜利炼油厂进行了为期一周的参观认识实习。在这次实习的过程中，自己学到了许多原先在课本上学不到的东西，而且可以使自己更进一步接近实践，体会到实实在在的化工生产现状，当身临企业，直接接触到企业的生产时，相比原来的感性认识而言要理性得多。在企业的实习过程中，我发现了自己看问题的角度，思考问题的方式也逐渐开拓，这与实

践密不可分，在实践过程中，我又一次丰富充实了我的专业知识，获得了新的认识与成长。

在化工生产中最重要的是安全。因此我们刚进化工厂时老师就给我们上了一堂安全教育课. 这堂课使我们每个人都增长了安全生产的知识，增强了安全意识。

通过安排到第二催化车间进行实习，我们了解了产品生产工艺流程，对整个生产装置的概况有了较为明确的认识。对整个车间的生产活动有了基本认识，这对我们熟悉企业，进行实务操作打下良好基础。

先前我对汽油、轻柴油、液化气等产品的生产几乎一无所知，但下到车间之后，我不仅了解了生产流程，还进一步了解了稳定汽油的生产工艺流程和用途。由于季节和温度等条件的限制，装置开工的时间长度及强度也有相关的规定，另外，对工厂一些其他装置的参观，也激发了我对学习实际生产装置在运行各方面知识的热情。于是，我得出感受颇深的一点，要做一名合格的化工工作人员，对基本、基础的作业环节是要有充分了解的，否则，很容易让理论脱离实践。

在熟悉了车间的生产流程后，工作人员拿了以前的交接-班记录和产品报表等资料给我们看，在翻看这些资料的过程中，有不懂或弄不清楚的资料，积极向工作人员请教，在他们的耐心指导下，我们对车间的整个产品生产的程序方法有了一定程度的认识。

由于化工生产是不间断的, 所以车间生产必须时刻有人, 车间的工作人员采取五班三倒和常白班制度。虽然我们不是正式员工, 但我们都严格遵守车间的生产纪律, 遇到不懂不明白的地方都积极发问, 以免造成安全事故. 在车间里必须首先了解生产工艺流程, 遇到不懂的地方工艺员就跟我们耐心讲解. 为了更好的工作, 我们把工艺流程图画下来以便更好的熟悉工作环境。此外，我们每个人都对工艺流程图阐述了自己的认识，通过交流，大家的认识都有了较大提高。

总而言之，通过这次实习，确实使我受益匪浅。我充分意识到自己所学知识的不足，进一步增长了专业知识，而且我更加深刻的认识到理论与实践结合的重要性。这些对我今后的学习与工作都会起到积极的作用。