【2017年整理】茂石化实习报告

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1、1广 东 石 油 化 工 学 院生产实习报告专业： 自动化 班级： 112 姓名： 学号： 指导老师：禹柳飞、吴润华、司徒莹 实习时间：2014 年 6 月 30 日至 7 月 11 日 2自动化 2011 级生产实习计划一、实习类型：生产实习二、实习地点：茂名石化炼油分部仪表车间三、实习班级、时间及学生人数1 实习班级：自动化 11-1 班（40 人） 、自动化 11-2 班（35 人）2 实习时间：两周，2014 年 6 月 30 日至 7 月 11 日3 指导教师：禹柳飞、吴润华、司徒莹四、实习目的1 通过实习，了解一个生产装置的工艺原理、设备结构及安全操作方法，了解装置的控制系统的安装

2、、仪表调试和日常维护等知识。2 了解新型仪表和新型控制系统的应用，开阔视野，扩大知识面。3 阅读收集相关资料，为后续专业课程的学习打下基础。4 向工人师傅学习，培养认真负责的工作态度和严谨求实的工作作风。5 通过实习，培养学生严明的组织纪律，认真细致、负责的工作态度，吃苦耐劳的思想品质。五、实习任务1 学习常用工具、仪器及标准仪表的使用方法。2 了解自动调节系统的设计、安装和使用情况，特别是各系统被调参数、调节参数的选择，测量点和调节阀位置的选择及仪表的选用情况。3 了解有关装置主要仪表的类型、型号、生产厂家、性能特点和主要仪表的原理、操作、调校和维护等知识。4 学习新型控制系统和新型调节仪表

3、的原理、性能特点和应用方法。5 掌握阅读和绘制自控工程图纸的技能。 六、实习安排1 公司级和车间两级安全教育并进行考核。2 在仪表车间分班组实习，实习小组的划分及组间轮换由指导教师根据实际情况与车间协商确定。3 在此期间请车间工程技术人员讲解相关业务知识或对学生进行技能实训。3目 录1 工艺过程说明及流程图 .42 仪表控制方案及主要仪表性能 .103 安全规定 .174 实习心得体会 .2441 工艺过程说明及流程图1.1 工艺流程简述1.1.1 胺液集中再生单元装置外来的富胺液进入本装置界区后，部分经集中富液过滤器（SR-3301A/B）过滤，汇合后至与集中贫液-富液换热器（E-3301A

4、/B）与贫液换热进入富液闪蒸罐（D-3301） ，经闪蒸脱气后经集中再生塔进料泵（P-3306）升压和集中贫液-富液换热器（E-3301C/D）换热进入集中溶剂再生塔（T-3301）再生。集中溶剂再生塔（T-3301）底出来的贫液经集中再生塔底泵（P-3302A/B）提升送与集中贫-富液换热器（E-3301 AD）换热冷却后，进入集中再生贫液经空冷器（AC-3302AH） 、集中贫液后冷器（WC-3302A/B）进一步冷却，一路送至集中贫液过滤器（SR-3302A/B）过滤，后分小股至脱稳态盐设施（SR-3303）进行脱脱脱除稳态盐，三路汇合进入溶剂储罐（D-3303） ，经集中再生贫液泵（P

5、-3303A/B）升压至 1.3MPa 出装置，一股溶剂经流控送至富液闪蒸罐（D-3301）吸收段，罐顶闪蒸气经压控送至低瓦系统。集中溶剂再生塔（T-3301）顶出来的酸性气经集中再生塔顶空冷器空冷器及集中再生塔顶空后冷器(WC-3301A/B)冷却后进入集中再生酸性气分液罐（D-3302）进行气液分离，酸性气送至硫磺回收 Claus 单元酸性气分液罐（D-3301） 。酸性气分液罐（D-3302）的酸性水经集中再生塔顶回流泵(P-3301A/B)升压后返回溶剂再生塔（T-3301）上部作回流，多余外甩至装置酸性水管网。损耗的 MDEA 溶剂由溶剂罐（D-3008）经泵（P-3010）升压后补

6、充。胺液集中再生单元相互备用：在再生单元进出装置的贫富液管线及酸性气管线设置跨线，使 2 套 500t/h 胺液集中再生单元可相互备用。 胺液集中再生单元与硫磺尾气溶剂再生系统备用：2 套 10 万吨/年硫磺回收单元共用 1 套尾气溶剂再生系统，当尾气溶剂再生系统故障检修时，可将尾气净化系统的富液切换至本套胺液集中再生单元进行再生处理，合格贫液返回尾气净化系统进行脱硫。1.1.2 硫磺回收单元1.1.2.1 Claus 硫回收单元5来自系统管网的制氢酸性气和集中溶剂再生塔顶酸性气及尾气净化部分再生塔（T-3003）顶返回的酸性气混合，进入酸性气预热器（E-3208）预热，升温后进入酸性气分液罐

7、（D-3201） ，分离酸性气携带的液体，分离出的液体进入酸性水排液罐（D-3202） ，再由 N2压至系统酸性水管网或经埋地管至酸性水收集罐（D-3216） 。自空气鼓风机（K-3201）来的适量空气经空气预热器（E-3207）加热后与酸性气分液罐（D-3201）顶部出来的酸性气一起在主烧嘴（F-3201）内进行混合燃烧反应，接着在主燃烧室（M-3201）内进一步达到平衡，生成的过程气经反应炉蒸汽发生器（E-3201）取热发生 3.9MPa 蒸汽后冷却，进入第一硫冷凝器（E-3202）被除氧水冷却，其中的硫蒸汽被冷凝、捕集分离。第一硫冷凝器（E-3202）出来的过程气进入第一再热器（E-32

8、05）加热至合适温度后进入第一级 Claus 反应器（R-3201） ，在催化剂作用下发生 Claus 反应，过程气出反应器（R-3201）后进入第二硫冷凝器（E-3203）被除氧水冷却，其中的硫蒸汽被冷凝，捕集分离。第二硫冷凝器（E-3203）出来的过程气进入第二再热器（E-3206）加热至合适温度后进入第二级 Claus 反应器（R-3202） ，在催化剂作用发生 Claus 反应，过程气出反应器（ R-3202）后进入第三硫冷凝器（E-3204）被除氧水冷却，其中的硫蒸汽被冷凝，捕集分离。第三硫冷凝器（E-3204）出来的过程气经捕集器（D-3205）进一步分离出液硫后进入尾气净化单元。

9、当尾气净化单元故障时，直接去尾气焚烧炉（M-3203）焚烧，焚烧后的高温气体经随后的蒸汽过热器（E-3210）取热，焚烧炉蒸汽发生器（E-3213）发生 1.3MPa 或 3.9MPa 蒸汽冷却后，由烟囱（A-3001）高空排放。各个硫冷凝器（E-3202/3203/3204）和捕集器（D-3205）出来的液硫经硫封罐（D-3204A/B/C/D）后汇集到液硫池（PO-3201） ，经过脱气后由液硫泵（P-3207A/B）送至液硫成型机厂房，进行造粒包装出厂。本单元在操作弹性大于 100操作工况下，可采用调整主燃烧空氧含量至28（V）进行操作，将制氢装置来的 8.5MPa 纯氧调压至 0.6M

10、Pa，经流控阀调节进主烧嘴主风总管，控制主燃烧空氧含量至 28（V） ，氧含量信号由富氧主风总管上的氧含量分析仪测得。采用富氧操作工艺可较大减少产生的过程气，并可降低后续单元的操作负荷和节能降耗作用。1.1.2.2 尾气净化单元6Claus 硫回收部分出来的尾气进入还原燃烧室（M-3202） ，与其产生的还原气（当其产生的还原气不足时，可有由系统氢供给补充）混合加热后进入还原反应器（R-3203） ，在催化剂作用下发生水解还原反应，尾气中的各种硫化物水解、加氢还原为 H2S，加氢尾气出还原反应器后进入蒸汽发生器（E-3214）产生0.4MPa 蒸汽。尾气出蒸汽发生器（E-3214）后进入急冷塔

11、（T-3201）冷却，其中的水蒸汽组分被冷凝成工艺酸性水，尾气进入吸收塔（T-3202） ，其中的 H2S和部分 CO2等气体被 MDEA 溶剂吸收，吸收塔（T-3202）顶的尾气进入焚烧室（M-3203）焚烧。出急冷塔（T-3201）底的急冷水由泵（P-3201A/B）送至急冷水空冷器（AC-3201AH） 、急冷水后冷器（WC-3201AD）冷却后循环使用，部分急冷水由泵（P-3201A/B）送入系统酸性水管网。出吸收塔（T-3202）底，吸收了 H2S 和部分 CO2等气体的溶剂（富液）由泵（P-3202A/B）升压，并联（分别为 100t/h、152t/h）进入半贫液-富液换热器（E-

12、3215A/B） 、精贫液-富液换热器（E-3209A/B）换热，进入再生塔（T-3003）上段再生，再生后的一部份粗溶剂（半贫液）由泵（P-3205A/B）送至半贫液-富液换热器（E-3215A/B）换热、半贫液经空冷器（AC-3204AD）及半贫液后冷器（WC-3202A/B）冷却后进入吸收塔中部；另一部份粗溶剂（半贫液）进入再生塔（T-3003）下段继续再生，再生后的精溶剂（精贫液）由泵（P-3203A/B）送至精贫液-富液换热器（E-3209A/B）换热、精贫液经空冷器（AC-3202AD）及精贫液后冷器（WC-3203A/B）冷却后进入吸收塔上部，溶剂如此循环再生使用。再生塔（T-3

13、003）顶出来的酸性气经原有空冷器(AC-3003A/B)及再生塔顶后冷器（WC-3004A/B）冷却后进入回流罐（D-3006） ，然后返回至Claus 单元酸性气分液罐（D-3201 或 D-3001） 。回流罐（D-3006）底的回流液经回流泵(P-3004A/B)升压后返回再生塔（T-3003）上部作回流。损耗的 MDEA溶剂由溶剂罐（D-3008）经泵（P-3010）升压后补充。为降低再生塔的操作能耗，根据镇海炼化硫磺车间的生产操作经验，可将溶剂再生单元的精贫液的 MDEA 含量由 30最高调整至 4147%（wt） ，并且可降低精贫液和半贫液循环量分别至 75 t/h 和 50t/

14、h 进行操作，极大节约再生塔重沸器（E-3010）的蒸汽耗量，建议在 二 套 10 万 吨 /年 硫 磺 回 收 装 置 共 同 投7用 的 大 处 理 操 作 工 况 下 ， 采 用 提 高 溶剂再生单元的精贫液的 MDEA 含量进行操作。1.1.2.3 液硫脱气部分从各硫封罐 D-3204A/B/C/D 来的液硫大约含有 300ppm 的硫化氢，其进入液硫池内的分离室，该分离室内有四个鼓泡柱 B-3201AD，液硫从鼓泡柱底部进入顶部出来，在鼓泡柱底部装有空气分布器，液硫与鼓风机来的空气充分接触并在鼓泡柱周围形成循环，使大部分液硫中的硫化氢氧化成硫磺，同时使残余的硫化氢与液硫分离，另外还使

15、液硫中的多硫化物分解成硫化氢和硫。从鼓泡柱出来硫化氢浓度小于 10ppm 的液硫流过液硫池的液硫堰进入贮存部分，贮存部分液硫停留时间为 48 小时，当液硫超过一定高度后，通过液硫泵P-3207 把液硫输送至贮存罐或成型机。为了防止贮存部分和分离部分的液硫冷却凝固，在液硫池底部安装蒸汽盘管，保持液硫温度在 130150之间，因此在分离部分的蒸汽伴热不必长期投用。为了防止液硫在过氧情况下的燃烧，液硫池气相部分设置温度检测仪，一旦温度过高操作人员需用蒸汽或停用部分蒸汽盘管降温。离开气泡柱后的空气带有从液硫中释放出来的硫化氢，其在蒸汽喷射器 EJ-3201AB 驱动下被抽至焚烧炉焚烧，喷射器的吸入量由液硫池顶部放空管吸入空气来补充。为了防止液硫池气相达到爆炸极限，脱气部分启用时需有足量的空气吹扫一定时间，投用后的废气流量也必须达到设计要求。1.1.2.4 尾气焚烧单元来自尾气净化单元的尾气或尾气净化单元旁路的 Claus 尾气进入焚烧炉（M-3203）焚烧。燃料气在烧嘴（F-3203）与来自焚烧炉鼓风机（K-3202）的空气焚烧升温后进入（M-3203） ，过剩的空气与尾气混合至适当的焚烧温度。进入焚烧炉的气体有来自尾气净化单元、液硫贮槽的通风、进入烧