石化集团工艺流程生产实习报告模板.docx

中国石化集团广州石油化工总厂建于1974年，是中国华南地域现代化大型石油化工联合企业，该厂坐落于广州市黄浦区。在四天生产实习里我们前后到MTBE、气分、催化重整、催化裂化车间进行实习，了解工艺步骤并到装置进行实习。重油催化裂化装置1. 目标和任务、反应原理原油常常减压蒸馏后收得到汽油、煤油及柴油轻质油品所占泵油比率约为30%左右，其它是重质馏分和渣油。假如不进行二次加工，它们只能作为润滑油或重质燃料油。我们目标是把原油进料变成所期望轻质油，而经过常减压后，这些重质馏分进行再加工，就是在催化剂条件下把大分子进行裂解，使长碳链分子断链变成我们期望碳链分子，这种方法就是催化裂化。1.1反应工艺原理在一定条件下，烃类分子和催化剂接触，在催化剂表面就发生催化裂化反应，生成产品后离开催化剂，整个过程经历了七个步骤：（1） 气态烃分子从主气流扩散到催化剂外表面（外扩散）；（2） 烃分子沿催化剂孔道向催化剂内部扩散（内扩散）；（3） 烃分子被催化剂活性中心吸附（吸附）；（4） 被吸附烃分子在催化剂表面上发生化学反应（化学反应）；（5） 产品分子从催化剂表面上脱附下来（脱附）；（6） 产品分子沿催化剂孔道向外扩散（内扩散）；、（7） 产品分子扩散到主气流中（外扩散）；通常来说，反应结果只取决于化学反应和吸附两个步骤难易程度。在催化裂化过程中，关键进行了裂化反应、异构化反应、氢转移反应和缩合反应。1.2裂化催化剂再生工艺原理石油烃催化裂化时因为缩合反应和氢转移反应产生高度缩合产物焦炭。焦炭沉积在催化剂表面上，会覆盖催化剂表面活性中心，使催化剂活性和选择性全部降低，所以，在工业生产装置中必需常常地烧去催化剂上积炭，即常常要再生。通常在离开反应器时催化剂（待生催化剂）含炭约1%。对于催化裂化分子筛催化剂要求其积炭量在0.2%以下，所以催化剂再生过程决定着整个装置热平衡和生产能力。催化剂上沉积焦炭是一个烃类缩合产物。它关键成份是碳和氢，当裂化原料含硫和氮时，焦炭中也含有硫和氮。在实际生产中，在再生器里烧去“焦炭”包含三个部分：催化炭裂化反应产物缩合产物；附加炭原料本身固有残炭；可汽提炭因汽提不完全而残留吸附在催化剂上油气。催化剂再生反应就是用空气中氧烧去上述焦炭。再生反应产物是CO2、O和H2O，再生烟气中还含有SOX（SO2、SO3）和NOX（NO、NO2）。再生反应是放热反应，而且热效应相当大，足以提供本装置热平衡所需热量，还能够提供相当大量剩下热量。2. 工艺步骤原料由罐区输至缓冲罐，后在泵作用下经换热器后进入提升底部雾化并于雾化水蒸气混合，雾化成小滴原料油和高温再生催化剂接触并立即气化。在催化剂作用下发生裂化反应，生成汽油、轻柴油、液化气、油浆、干气和焦碳。反应油气先经提升管出口垂直齿缝式快速分离器分出大部分催化剂，在经沉降器内三组单机旋风分离器分出携带催化剂。反应产物、惰性气体和水蒸气连同极小量催化剂进入分馏塔下部，在此被分离为各产品物流。待生催化剂在第一再生器内，在317kPa压力和694温度下进行不完全再生，烧掉积在催化剂上焦碳约65%碳和100%氢，半再生催化剂经过立管、半再生滑阀，用增压风提升进入第二再生器（R-102），一再催化剂料位用半再生滑阀控制。第二再生器在323kPa压力和767温度操作条件下，控制烟气中氧浓度为2%（体积）左右，将催化剂中剩下炭完全烧掉，并实现一氧化碳完全燃烧，使再生催化剂含碳量控制在0.05%，二再高温催化剂由R-102流入脱气罐（R-103），在R-103内吹入适量松动风使催化剂均匀地往下流动，经再生滑阀进入反应提升管底部，实现催化剂连续循环。混合烟气经过第三级旋风分离器把烟气中携带催化剂细粉含量降至200毫克/标米3以下以后，进入气轮机膨胀做功，以回收烟气压力能。3. 关键设备（1）再生器再生器关键作用是烧去待生催化剂上积炭，对于硅酸铝催化剂，要求再生催化剂含碳量降低至0.5%以下，对于分子筛催化剂则要求降至0.2%-0.3%甚至更低。再生器烧焦能力决定一个催化裂化装置处理能力。整个再生器分为稀相和密相两段，再生器底部和辅助燃烧室联接。烧焦用空气分一次风和二次风两路进入助燃烧室，经过分布板（或分布管）进入密相床层。烧焦生成烟气携带部分催化剂进入稀相段（或称沉降段），部分携带催化剂下落回密相，其它随烟气进入旋风分离器（两级串联为一组，组数由气体负荷而定），分离出催化剂经料腿返回密相床，而烟气则经集气室排出再生器。由气体携带出床层又经料腿返回床层催化剂流量（有时称内循环）是很大，通常是两器间催化剂循环量1-3倍。待生催化剂由密相提升管进入密相床层，经烧去积炭后由溢流管引出再生器。（2）旋风分离器因为床层气速大于一些细粉终端速度和密相床中气泡上升至界面并破裂时将部分较大颗粒催化剂也带入稀相段，肯定有一部分催化剂被带入稀相段。尽管气流在上升过程中，部分携带催化剂会沉降下来，不过在气体进入旋风分离时，其中仍有一定数量催化剂。在通常工业再生器中，旋风分离器入口处每m3气体尚含有5-15千克催化剂。由此计算得催化剂带出率甚至大于两器间催化剂循环量。假如不设置旋风分离器，则不仅催化剂损失很大，再生器也不可能正常操作。在实际生产中，旋风分离器操作情况对催化剂损耗量相关键性影响。（3）溢流管和淹流管再生过催化剂经由溢流管或淹流管引出再生器。溢流管上口和密相床面平齐。淹流管上口则低于密相床面。催化裂化再生器用溢流管，其它形式再生器多用淹流管。再生催化剂落入溢流管（或淹流管）时常常是携带有较多烟气，为了使催化剂输送管内有较高密度，催化剂在管内向下流动时应确保有一部分烟气脱出返回床层。催化裂化再生器溢流管是以漏斗形立管靠近顶部开有长方形槽口，其上口和密相床面平齐。溢流管设置在和待生剂入口成180方向处。下部穿过分布板处用波形膨胀器密封，上部有三根拉杆固定于再生器壁上。当采取分布管时因溢流管和分布管不直接连接， 无须用波形膨胀节。溢流管通常全部用20号钢板制成。（4）辅助燃烧室辅助燃烧室是在开工时供再生器升温用，在反应再生系统紧急停工时也可用来维持系统温度。在正常生产时它并不燃烧料，而只是作为主风通道。辅助燃烧室直接安装在再生器分布板下面，辅助燃烧室能够烧轻柴油或液化气（先经预热汽化）。主风分两路进入，一次空气直接进入燃烧室，在内燃烧室内温度达1650-1700，通常情况下过剩空气50-100%；其它作为二次空气经过夹套后在内燃烧室出口处和高温烟气混合，设计时要求混合后温度达600-700，但在实际开工时为了预防烧坏分布板（或分布管）应该严格控制分布板下温度不超出550。（5）双动滑阀双动滑阀安装在再生器顶部出口，和其出口和烟囱（或烟道）相连接，阀体内有两块依相反方向移动阀板，分别由两个风动马达带动。在完全关闭时，两块阀板中心仍保留有一定面积圆孔。双动滑阀关键作用是经过调整它开度来控制再生压力，使再生器和反应器压力差维持在某个稳定值。实际生产中反应器压力也会发生波动，所以，双动滑阀开度是依据两器差压改变信号老动作，而不是单纯依据再生器压力表信号。两器差压对于催化剂循环量相关键影响。所以对双动滑阀要求有较高灵敏度、正确度和稳定度。除了调整两器差压外，在发生事故时，可经过双动滑阀放空以预防再生器超压。（6）反应器反应器为原料油很催化剂充足接触提供必需空间，并能控制一定反应温度和反应时间。催化裂化反应器分为稀相段、密相段和汽提段三个部分，总高约为26-33米。原料油用压力为8-10巴蒸汽雾化、经喷咀进入稀相提升管，喷咀前压力应保持3.5-4巴（表）以确保良好雾化状态。通常是沿稀相提升管圆周均匀部署数个喷咀以使雾化原料油均匀地分布于管内。在稀相提升管内，原料油和催化剂接触肯定发生裂化反应，通常在这里发生反应占全部反应25%。然后经分布板进入密相段再继续完成其它约75%反应。密相段有高速床和低速床两种，高速床空塔线速约1.2m/s，低速床约0.6m/s。采取高速床关键目标是降低返混以达成提升选择性目标。密相段直径依据反应产品体积流率（在反应条件下）和选择密相段线速确定，密相段高度则由所需密相床藏量确定，约5米左右。稀相段关键作用是使携带出床层催化剂沉降下来以降低旋风分离器入口固体浓度，从而降低旋风分离器负荷和降低催化剂带至分馏塔数量。为确保一级旋风分离器入口高度应保持6米以上。反应器内旋风分离器采取两级串联，负荷大时能够几组并联，油气自二级升气管出来聚集于集气室后再导出反应器。一级料腿伸至分布板上，其末端装有全覆盖翼阀；二级料腿伸至稀、密相交界处，其末端装有半覆盖式翼阀。在集气室下面装有防焦档板，在档板以上空间内通入防焦蒸汽，其目标是预防油气在此死区停留时间过长引发结焦。汽提段在反应器下部，其作用是用蒸汽置换出催化剂颗粒之间和催化剂本身孔隙内油气，这部分油气数量约占产品2-4%，假如不除去就相当于增加了2-4%焦炭产率。在汽提段，催化剂和水蒸气是逆向运动，为了确保催化剂能顺畅地以充气流动状态向下运动，催化剂流速和水蒸气流速应保持某个适宜相对关系。为了改善汽提效果，汽提段内通常装有15-20层人字档板。为了确保催化剂流畅，在安装人字档板后各区域最小流通面积应确保有汽提段截面50%。汽提蒸汽由插入最下面2-3排人字档板下面管子喷入，蒸汽管上在经过管中心水平线成30方向开有喷孔。为了预防停工时催化剂堵塞喷孔和减轻喷孔磨损，在喷孔外焊有25mm长套管。为了使蒸汽分布均匀和预防部分喷管处产生涡流加剧磨损，蒸汽管内线速和孔速关系应合适。催化重整装置1. 目标和任务“重整”是指烃类分子重新排列成新分子结构。在有催化剂作用条件下对汽油馏分进行重整称催化重整。在催化重整过程中，发生环烷脱氢，烷烃环化脱氢等生成芳烃反应和烷烃异构化、加氢裂化等反应，这些反应全部会使汽油辛烷值提升。重整汽油辛烷值（研究法）通常在90以上，而且烯烃含量少、安定性好，是车用汽油高辛烷值组分。在催化重整中，最关键化学反应是芳构化反应，所以在重整生成油中，苯、甲苯、二甲苯及较大分子芳烃含量很高。苯类产品是有机合成、油漆、染料、医药等工业基础原料。所以，催化重整除了生产高辛烷值汽油以外，同时也是生产芳烃关键手段。因为重整中脱氢反应，它还生产处很关键副产品，即纯度很高氢气（H2含量在75-95%）。在通常情况下，这些氢气能够直接用于含硫油加氢精制，加氢裂化。所以，重整过程是炼厂中取得廉价氢气关键起源，重整另一个新用途是用来生产液化气，采取特定催化剂可使液化气产率提升。2. 催化重整化学原理在催化重整中发生化学反应关键有以下多个：（1） 六元环烃脱氢反应（2） 五元环烃异构脱氢反应（3） 烷烃环化脱氢反应（4） 异构化反应（5） 加氢裂化反应除了以上五种关键反应外，还有烯烃饱和和生焦反应等。生焦反应即使不是关键反应，不过它对催化剂活性和生产操作有很大影响。以上（1）（2）（3）种反应全部是生产芳烃反应，芳烃含有较高辛烷值，所以不管目标产物是芳烃还是高辛烷值汽油，这些反应全部是有利。尤其是正构烷烃环化脱氢反应会使辛烷值大幅度提升。这三种反应反应速率很不一样，六元环烷脱氢反应进行得很快，在工业重整条件下通常能达成化学平衡，她说生产芳烃关键反应。五元环烷异构脱氢反应比六元环烷脱氢反应慢得多，通常只能有一部分转化成芳烃。在重整原料中，五元环烷烃常常占环烷烃中相当大百分比，所以，怎样提升这一类反应反应速率是一个关键问题。烷烃脱氢环化反应速度很慢，在通常铂铼重整过程中，烷烃转化为芳烃转化率很小。铂铼等双金属和多金属重整芳烃率比铂重整有很大提升，关键原因就是提升了烷烃转化为芳烃反应速率。异构化反应堆五元环烷异构脱氢反应以生产芳烃含相关键意义，对于烷烃异构化反应，即使不能直接生产芳烃，不过却能提升辛烷值。重整反应报了脱氢和裂化、异构化两类不一样反应，后者是属于碳离子反应，这就要求重整催化剂含有两种催化功效。铂重整催化剂就是一个双功效催化剂，其中铂组成脱氢活性中心，促进脱氢、加氢反应，而酸性单体提供酸性中心，促进裂化、异构化等碳离子反应。中国外最广泛应用于工业装置中催化剂系列是铂铼催化剂，它和铂催化剂相比，初活性没有很大改善，但活性稳定性大大提升，而且容炭能力增强，这就使得重整装置能够在苛刻条件（低压、低氢油比和较高稳定）下长周期运转。当催化剂在生产一段时间后，其活性下降后要进行再生、氯化和更新。3. 工艺步骤 催化重整反应系统步骤示意图催化重整装置包含石脑油加氢及重整两部分。3.1.石脑油加氢系统这部分包含石脑油加氢和分馏两部分。原料由常压装置或储罐进入缓冲罐，脱水后由输入列管换热器和产品换热，加热至所需温度后从顶部进入反应器，反应产物经冷却后进产品分离器加氢后石脑油输送到脱丁烷塔。C4及以下轻组分由脱丁烷塔塔顶馏出，干气送至燃料气管网，液相一部分作塔顶回流，一部分送脱乙烷塔，塔顶C5组分进分馏器。塔顶馏出拔头油，塔底一部分作塔底循环，一部分作重整进料。3.2.重整反应，再生系统分馏塔底精馏石脑油和重整循环氢混合，换热后进重整加热炉再生反应器，反应吸热，前后进加热器，反应器30-R-1-3，反应产物冷却后进产品分离罐，顶部富氢一部分进循环压缩机返回重整，另一部分经增压和塔底油接触，提纯后送预加氢体系。催化剂在反应器内靠重力向下偏移，重整反应后，活性下降待生催化剂经发集器和闭锁料进入提升管。利用循环氮气提升至分离料斗，经重力作用从底部流入并经过再生塔。有烧焦段、氨化段、干燥段，从缓冲料斗出来，经闭锁料斗，从含氧环境转换至富氧环境，输送回反应器顶部还原区，完成整个输送循环。4. 关键设备（1） 重整反应器重整反应器是重整装置关键设备，它设计和操作优劣对整个生产过程起着决定性作用。重整反应时气-固相非均相催化反应，从总热效应来看它是强吸热反应。工业用重整反应器关键有轴向式和径向式两种结构型式，它们之间关键差异是：气体流动方法和床层压降不一样。a.轴向式重整反应器反应器为圆筒形，壳体内径为1.8米，直筒高度3.2米，总高6.8米，壳体厚40mm，由20号锅炉钢板制成，设计操作压力25-40大气压。壳体内衬100mm厚耐热水泥层，里面有一层3mm合金钢衬里。衬里能够预防碳钢壳体受高温氢气腐蚀，水泥层兼有保温和降低外壳壁温作用。为了使原料气沿整个床层截面分配均匀，在入口处设有分配头。分配头下端盲死，在下缘开有18个38100mm矩形槽。油气出口处有钢丝网预防催化剂粉末被带出。反应器中部装催化剂，上、下装有惰性瓷球以预防操作波动时催化剂层跳动而引发催化剂破碎，同时也有利于气体均匀分布。瓷球应该是惰性，而且不能含有使催化剂中毒杂质。b.径向式重整反应器反应器壳体为圆筒形，壳体直径1.6米，直筒段高度4.7米， 总高约7.9米，壳体壁厚38mm。用铬钼钢焊制，设计压力为18个大气压。和轴向式反应器比较，径向式反应器特点是床层气流以较低流速经过较薄催化剂床层。径向式反应器中部有两层中心管，外径分别为330mm和350mm，内层中心管壁上钻有很多6mm小孔，外层中心管壁上开了很多矩形小槽（121mm），反应产物经过这两层中心管小孔进入中心管，然后从下部出口导出，沿外壳壁周围排列20个有很多6012mm长形孔扇形筒，在扇形筒和中心管之间环形空间是催化剂床层。反应原料油气由反应器顶部进入，经分布器后进入沿壳壁充满扇形筒内，从扇形筒小孔出来沿径向经过催化剂床，反应后进入中心管，然后导出反应器。MTBE装置1.原理装置采取齐鲁石化企业开发MTBE合成技术，反应器为两个并联简式多段外循环反应器，使用北京安定特种树脂厂生产S54阳离子交换树脂作催化剂，以气体分离装置混合碳四和外购甲醇为原料。在催化剂作用下，混合碳四中异丁烯和甲醇醚化反应生成MTBE，用作高辛烷值汽油添加剂，副产品剩下碳四送烷基化作原料，或用作民用液化气。2.工艺步骤（1）原料净化醚化反应部分 气体分馏装置（一）和（二）混合碳四馏分，经原料油罐区（1007#1013#）进入本装置原料碳四罐（V-201）。原料甲醇由甲醇罐区进入本装置甲醇罐（V-209）。原料碳四经泵（P-201/A，B）和由泵（P-201/A，B）抽出原料甲醇混合后进入净化器（R-201/A，B），两台净化器切换使用，使原料中阳离子含量由510-6降到110-6以下，控制甲醇异丁烯分子比为11.05，借助于比值调整器控制甲醇量。净化器操作温度约40，操作压力为0.71.0MPa。净化后物流经原料和热情（E-201）预热到50，进入反应器（R-202/A，B），两台反应器一用一备，操作温度5080，操作压力为0.650.8MPa，一段循环物流分别流经一段冷却器（E-201/A，B）和一段循环泵（P-202）返回一段入口。二段循环泵（P-203）返回二段入口。反应热均由循环物料带出，异丁烯转换率为909210-2。反应后物流自压入E-205.（2）产品分离甲醇回收部分 反应后物流进入产品换热器（E-205），和碳四塔釜液进行换热后进入进料预热器（E-204），预热到约60，进入共沸蒸馏塔（T-201），塔顶操作压力为0.540.01MPa，操作温度51，塔釜排出纯度9810-2产品MTBE，经产品换热器（E-205）和产品冷却器（E-208）冷却到40进入产品贮罐（V-206），再经产品泵（P-208/A，B）送往MTBE罐区。塔顶含醇反应碳四馏分物流，经碳四回流泵（P-205/A，B）送入萃取塔（T-202）。萃取塔（T-202）操作压力0.450.5MPa，操作温度为40，水作分散相和含甲醇碳四物流，按料水比5：1百分比逆向接触，使甲醇被水所萃取，萃取液由塔底排出，萃余液由塔顶排出后进入剩下碳四罐（V-207），然后经剩下碳四泵（P-209/A，B）送往罐区。来自萃取塔底物流经釜液换热器（E-211）和甲醇预热器（E-210），加热到约95进入甲醇回收塔（T-203），塔顶操作压力0.020.05MPa，操作温度为54，塔顶馏出甲醇经甲醇冷凝器（E-212）进入甲醇回流灌（V-205），由甲醇回流泵（P-207/A，B）部分打回流，部分返回甲醇原料罐（V-209），塔底含微甲醇水溶液，经釜液换热器（E-211）后，再经萃取冷却器（E-209）冷却至40作为萃取水进入萃取塔（T-202）。3.关键设备该装置关键包含设备有：（1）塔共沸蒸馏塔，控制塔压平稳是该塔操作关键步骤。萃取塔，进料量和进料温度需加以控制，以确保萃取效果。甲醇回收塔。（2）净化器、反应器净化器作用是将原料中金属离子降到110-6，两台净化器是切换操作，方便更换树脂。净化器总装量2600kg/台，其中最大颗粒150kg/台。反应器容积25.3m3/台，共3层催化剂，每层装量为6790kg，其中大颗粒树脂为250kg/层。（3）换热器本装置有五台蒸汽加热器，两台物料换热器，四台循环水冷却器和两台冷凝器。包含E-201原料预热器，E-202/AB一段冷却器，E-203/AB二段冷却器，E-204进料预热器，E-205产品换热器，E-206碳四冷凝器，E-207碳四再沸器，E-208产品冷却器，E-209萃取冷却器，E-210甲醇预热器，E-211釜液换热器，E-212甲醇冷凝器，E-213甲醇再沸器。（4）容器设备包含原料罐、回流罐、产品罐等9个。气分装置1.装置介绍和原理本装置生产步骤由原设计五塔步骤改为三塔步骤，即由脱丙烷塔、脱乙烷塔、丙烯塔组成。另外两塔是脱轻碳四塔、脱戊烷塔系统长久停工。该装置以两催化裂化装置所产液化气为原料，液化气经脱硫化氢及脱硫醇后才进装置。关键产品为精丙烯和混碳四馏分。精丙烯纯度达99.610-2以上，作为下游聚丙烯装置原料；混碳四馏分作为MTBE和烷基化装置原料。副产品丙烷馏分调入民用液化气或作为车用液化气。本装置特点以下：（1）在丙烯-丙烷分离中采取热泵技术，采取这种热泵步骤是依据丙烯-丙烷组分沸点靠近特征，本装置丙烯塔塔顶、塔底温差仅11.6，据国外文件报道，只要温差小于36，就能够取得很好节能效果。同时丙烷本身即为合格工质，宜采取开式节流膨胀热泵步骤，无须采取塔外流体作工质进行闭式循环，简化了步骤。（2）丙烯塔顶冷凝-蒸发器采取高热通量管束。高热通量管即管束外表喷铝能够强化沸腾侧传热系数，从而降低传热温差，降低压缩机功耗。在传热温差相同是，因为总传热系数增加，能够大幅度降低冷凝-蒸发器传热面积。2.工艺步骤及关键设备经脱硫催化裂化液化气由原料罐区进入装置液化气原料缓冲罐，液化气经过脱丙烷塔进料泵抽出，经脱丙烷塔进料加热器用蒸汽加热到78，以泡点状态进入脱丙烷塔第34层塔板。脱丙烷塔为含69层塔盘浮阀塔，塔顶蒸出碳二、碳三馏分经塔顶冷凝器冷凝至44进入塔顶回流罐，冷凝液一部分用脱丙烷塔顶回流泵送入塔第69层塔板上作为回流；另一部分用脱乙烷塔进料泵送入脱乙烷塔第45层塔板作进料。塔底混碳四馏分课自压直接进入脱轻碳四塔，或进入冷凝器冷凝至40后送出装置去液化气球罐区。脱乙烷塔为含57层塔盘浮阀塔板，塔顶蒸出碳二、碳三馏分经冷凝器部分冷凝至40进入回流罐，未冷凝其气体关键为乙烷和部分丙烯及丙烷。冷凝液用回流泵送入塔顶第57层塔板作为回流。脱乙烷塔用塔底重沸器加热，塔底碳三馏分自压进入丙烯塔第69层塔板。因为丙烯塔总塔板数高达188层，故分为丙烯塔（1）和丙烯塔（2），两座塔均为94层双流浮阀塔板。丙烯塔（1）顶部蒸汽经过管线引入丙烯塔（2）底部第95层塔板下面；塔（2）底部液体经过回流泵送入塔（1）顶第94层塔板作为内回流。塔（2）顶蒸出丙烯馏分进入四台并联冷凝-蒸发器管程和在壳程蒸发塔（1）底节流后丙烷馏分进行热交换，冷凝液为纯度99.6%精丙烯，一部分送入塔（2）第188层塔板作回流，另一部分送出装置去精丙烯储罐。丙烷塔（1）塔底为纯度95%丙烷馏分，一部分自压送出装置进入罐区；另一部分经节流阀节流后进入丙烷蒸发罐。蒸发后气相丙烷由丙烷蒸发罐上部引入压缩机入口分液罐，罐顶部引出丙烷气体进入离心气体经丙烷辅助冷凝器，用循环水冷却，以45液相丙烷返回丙烯塔（1），大部分压缩后丙烷气体返回丙烯塔（1）作热源。当不生产精丙烯时，装置内脱乙烷塔、丙烯塔及想设备（包含热泵）全部停开，此时脱丙烷塔顶分出碳三馏分课直接出装置去民用液化气罐区，脱丙烷塔底混合碳四馏分自压进入脱轻碳四塔深入分离或冷却至40出装置。实习感想这次广石化炼油二部实习，给了我们一个亲身体验重工业生产机会，也让我体会到知识和实践结合关键性。第一天安全教育，师傅和我们强调了很多注意事项，重工业中有毒有害物质很多，生产过程也存在很大危险性，稍不留神就可能发生意外。我们平时上课学物性和工艺安全操作在实际操作中全部是很有用。当看见书上工艺步骤陈列眼前，看见书上塔高高耸立于眼前，我感觉是陌生又熟悉。陌生是因为那些塔、罐等设备仪器不再是书上那样抽象而简约，熟悉是因为那些步骤原理、走向、优缺点等我们已经学习过很多遍。工厂里排列整齐又错综复杂管线，让我认识到工程和工艺不是那么简单，我们平时学习内容在实践中还需大大补充。装置中常常有排列得整整齐齐泵或调整阀，管线走向也很有讲究，这些设计里面全部包含很多艺术。要实现工业化生产，只有三传一反是远远不够，还要考虑公用工程、管线部署、设备维修、仪表部署、能量利用和回收系统等等，需要有缜密思维和严谨态度。师傅举一个例子让我印象深刻，某一个设备德国人来安装以后顺利运行了很多年，而经过中国工作人员检修重装以后，就没那么好用了。中国工业要发展要壮大，必需以确保质量为前提，怎样把工艺做精，需要不仅仅是技术还有气氛和态度。这次实习让我感受到工程和工艺设计不单单是要把目标产物生产出来，还有很多细节需要我们考量，要做一个真正工程师我们还需要学习很多。