化工专业生产实习报告（江苏新海石化有限公司） - 图文

淮 海 工 学 院 实 习 报 告 书

题 目： 化工专业生产实习 学 院： 化学工程学院 专 业： 化学工程与工艺 班 级： 化工121 姓 名： 宋爽爽 学 号： 2012121215 指导教师： 王寿武 成 绩：

2015年6月13日

一、引言

2015年4月27日至29日，我们开始了为期三天的户外化工专业生产实习。27日上午7：30我们整装带队出发，首先参观学习的是江苏新海石化有限公司。达到新海石化后，由公司的安全工程师接待我们，首先就强调了安全问题，由于公司属于石化企业，高危化学品，易燃易爆，命令我们的手机必须关机。随后，在会议室安全主管王总为我们讲述了公司的发展历程、装置和产品组成。之后，我们化工三个班级分为三个队，分别由一位工程师带领我们参观学习，工程师耐心的为我们介绍各个装置的作用，以及生产的工艺流程，细心周到地回答我们提出的每一个问题，让我们受益非浅。4月28日，老师又带领我们去了江苏善俊清洁能源科技有限公司。场内主要从事丁醇、辛醇及其衍生产品、异丁醛、聚丙烯等化工产品的生产，属高危化学品，技术人员一再强调安全问题，手机禁止开机。技术人员带领我们参观每个生产区，耐心讲解，细致地为我们介绍了丁辛醇和聚丙烯的生产工艺流程，丝毫没有歧视我们这些只有理验的大学生，也为我们的工作目标指出了明确的方向。回校后，我们于6月6日进行了两个仿真模拟操作训练，分别是锅炉单元操作、固定床反应器。模拟实习中，

二、江苏新海石化有限公司 2.1企业概况

江苏新海石化有限公司（简称新海石化）地处连云港市柘汪临港产业区，北近日照，南接连云港，东抱黄海，西倚同三高速，毗邻日照岚山港、连云港港赣榆港区。2007年6月建厂，隶属于山东东明石化集团有限公司，资产规模50亿元，员工1000余人，占地面积100万平方米，规划面积200万平方米，是苏北大型石油化工企业集团。2010-2014年连续五年入围全国民营企业500强。2013年，实现营业收入203亿元，成为连云港市第一家产值过200亿元的企业。2014年，位列中国民营企业500强第198位，中国民营企业制造业500强第133位，中国化工企业500强第43位，中国石油和化工民营企业百强第14位。

新海石化加工手段齐全，配套设施完善，控制手段先进，管控信息化，具有500万吨/年的原油加工能力、300万吨/年的重油加工能力。主要加工装置有：

120万吨/年FDFCC重油制烯烃、100万吨/年延迟焦化、300万吨/年原料预处理、10000标方/小时制氢、20000标方/小时制氢、60万吨/年混合油加氢、100万吨/年汽油加氢、80万吨/年柴油加氢改质、50万吨/年气体分馏、5万吨/年MTBE、5万吨/年硫磺回收（两套）、140吨/时酸性水汽提（两套）、20000M3气柜及储运工程、公用工程等22套装置，其中120万吨/年FDFCC重油制烯烃为国内首套完整采用FDFCC-III专利技术的装置，80万吨/年柴油加氢改质装置采用了国际最先进的美国雅宝柴油加氢改质工艺包和雅宝清洁柴油加氢催化剂。主要产品有：丙烯、丙烷、高标号汽油、精制柴油、蜡油、石脑油、液化石油气、石油焦、固体硫磺等。

新海石化以“立足业内高端、打造现代企业”为发展目标，管理规范，发展迅速，2010年即成长为“江苏省百强民营企业”、“江苏省百亿规模企业”。在各级党委、政府的正确领导和社会各界的大力支持下，新海石化荣获“全国五一劳动奖状”、“全国石油和化学工业先进集体”、“中国民营石油和化工优秀创新企业”、“中国民营企业十大碧水环保先锋”、“AAA级资信企业”、“江苏省地标型企业”、“江苏省信息化与工业化融合示范企业”、“江苏省安全生产诚信企业”、 “江苏省模范劳动关系和谐企业”、“江苏省企业文化建设先进单位”等多项荣誉称号。

新海石化将以转型发展、跨越发展、低碳发展为指导思想，以炼油产业为基础，以石油化工产业为主体，以化工新材料等战略性新兴产业为导向，延长产业链和价值链，实现产业腾飞，在形成1000万吨炼油能力的同时，瞄准世界先进工艺，沿着乙烯、丙烯、碳四、芳烃四条产业链发展石油化工，打造苏北业内绩效领先的大型能源化工基地。 2.2主要加工装置 2.2.1催化裂化工艺过程

催化裂化工艺过程，一般由三个部分组成，即反应一再生系统、分馏系统、吸收—稳定系统。对处理量较大、反应压力较高（例如>0.2MPa）的装置，常常还有再生烟气的能量回收系统。

图1是一个高低并列式提升管催化裂化装置的工艺流程。下面将其三个组成部分：反应—再生系统、分馏系统及吸收—稳定系统进行简要介绍。

图1 催化裂化工艺流程图

（1）反应—再生系统

新鲜原料油经换热后与回炼油浆混合，经加热炉加热至180-320℃后至催化裂化提升管反应器下部的喷嘴，原料油由蒸气雾化并喷入提升管内，在其中与来自再生器的高温催化剂（600-750℃）接触，随即汽化并进行反应。油气在提升管内的停留时间很短，一般只有几秒钟。反应产物经旋风分离器分离出夹带的催化剂后离开沉降器去分馏塔。

积有焦炭的催化剂（称待生催化剂）由沉降器落入下面的汽提段。汽提段内装有多层人字形挡板并在底部通入过热水蒸气，待生催化剂上吸附的油气和颗粒之间的空间内的油气被水蒸气置换出而返回上部。经汽提后的待生催化剂通过待生斜管进人再生器。

再生器的主要作用是烧去催化剂上因反应而生成的积炭，使催化剂的活性得以恢复。再生用空气由主风机供给，空气通过再生器下面的辅助燃烧室及分布管进人流化床层。

在生产过程中，催化剂会有损失及失活，为了维持系统内的催化剂的藏量和活性，需要定期地或经常地向系统补充或置换新鲜催化剂。为此，装置内至少应设两个催化剂储罐。装卸催化剂时采用稀相输送的方法，输送介质为压缩空气。 （2）分馏系统

典型的催化裂化分馏系统见图1。由反应器来的反应产物（油气）从底部进入分馏塔，经底部的脱过热段后在分馏段分割成几个中间产品：塔顶为富气及汽

油，侧线有轻柴油、重柴油和回炼油。塔底产品是油浆。轻柴油和重柴油分别经汽提后，再经换热、冷却后出装置。

催化裂化装置的分馏塔有几个特点:

①进料是带有催化剂粉尘的过热油气，因此，分馏塔底部设有脱过热段，用经过冷却的油浆把油气冷却到饱和状态并洗下夹带的粉尘以便进行分馏和避免堵塞塔盘。

②全塔的剩余热量大而且产品的分离精确度要求比较容易满足。因此一般设有多个循环回流:塔顶循环回流、1-2个中段循环回流和油浆循环。

③塔顶同流采用循环回流而不用冷回流，其主要原因是进入分馏塔的油气含有相当大数量的惰性气体和不凝气，它们会影响塔顶冷凝冷却器的效果；采用循环回流代替冷回流可以降低从分馏塔顶至气压机入日的压降，从而提高气压机的入口压力、降低气压机的功率消耗。 （3）吸收—稳定系统

吸收—稳定系统主要由吸收塔、再吸收塔、解吸塔及稳定塔组成。从分馏塔顶油气分离器出来的富气中带有汽油组分，而粗汽油中则溶解有C3、C4组分。吸收稳定系统的作用就是利用吸收和精馏的方法将富气和粗汽油分离成干气（≤C2）液化气（C3、C4）和蒸气压合格的稳定汽油。其中的液化气再利用精馏的方法通过气体分馏装置将其中的丙烯、丁烯分离出来，进行化工利用。催化裂化装置的分馏系统及吸收—稳定系统在各催化裂化装界中一般并无很大差别。 2.2.2 甲基叔丁基醚（MTBE）生产装置

5万吨/年MTBE装置包括醚化单元、催化蒸馏单元和甲醇回收单元。该装置以炼厂碳四为原料，产品MTBE（甲基叔丁基醚）作为汽油添加剂。 （1）合成MTBE

合成MTBE一般是以甲醇和异丁烯为原料，借助酸性催化剂合成，其中催化剂在工业上用得最多的是树脂催化剂。其中由于异丁烯的来源不同而形成了不同的合成路线。

反应方程式：

MTBE的反应是一个选择性加成反应，烯烃中的叔碳原子在酸性催化剂的存在下形成正碳离子，再与醇结合形成醚。其反应是一个可逆放热反应。 （2）工艺流程

工业装置上，催化醚化反应是在固定床或膨胀床内进行的，反应物料是液相。反应后的物流中除产物MTBE之外，还有未反应的甲醇以及除异丁烯以外的其他C4组分。由于甲醇与C4或MTBE都会形成共沸物，在产物分离时可以有多种方案，如图1所示是其中的一种，图中：1—反应器；2—共沸分馏塔（MTBE提纯塔）；3—水萃取塔；4—甲醇回收塔。在这个流程中，用三个塔在压力下进行产物分离。先在第一个塔内将甲醇与C4的共沸物蒸出，从塔底得到MTBE产物，然后用水萃取的方法从共沸物中回收甲醇，最后再从甲醇水溶液中蒸出甲醇返回反应器。反应后剩下的C4组分主要是正丁烯和异丁烷等，可作为烷基化的原料。

上述固定床或膨胀床的醚化工艺的异丁烯转化率一般为90%一96%，若要求异丁烯转化率大于99%，须采用反应—分离—再反应—再分离的工艺流程，导致流程长、投资大、能耗高。美国CD Tech公司开发的催化蒸馏工艺将反应和产品分离结合在一台设备中进行，由于反应与分离同时进行，打破了反应平衡，提高了转化率，降低了能耗，将异丁烯的转化率提高到了99.5%以上。

2.2.3 原油常减压生产装置

常减压装置是常压蒸馏和减压蒸馏两个装置的总称，因为两个装置通常在一起，故称为常减压装置。主要包括三个工序：原油的脱盐、脱水；常压蒸馏；减压蒸馏。常压蒸馏和减压蒸馏都属物理过程，经脱盐、脱水的混合原料油加热后在蒸馏塔里，根据其沸点的不同，从塔顶到塔底分成沸点不同的油品，即为馏分，这些馏分油有的经调和、加添加剂后以产品形式出厂，绝大多是作为二次加工装置的原料，因此，常减压蒸馏又称为原油的一次加工。 （1）原理

?电脱盐基本原理：

为了脱掉原油中的盐份，要注入一定数量的新鲜水，使原油中的盐充分溶解于水中，形成石油与水的乳化液。在强弱电场与破乳剂的作用下，破坏了乳化液的保护膜，使水滴由小变大，不断聚合形成较大的水滴，借助于重力与电场的作用沉降下来与油分离，因为盐溶于水，所以脱水的过程也就是脱盐的过程。 ?常压蒸馏原理：

精馏又称分馏，它是在精馏塔内同时进行的液体多次部分汽化和汽体多次部分冷凝的过程。原油之所以能够利用分馏的方法进行分离，其根本原因在于原油内部的各组分的沸点不同。

在原油加工过程中，把原油加热到360～370℃左右进入常压分馏塔，在汽化段进行部分汽化，其中汽油、煤油、轻柴油、重柴油这些较低沸点的馏分优先汽化成为气体，而蜡油、渣油仍为液体。

?减压蒸馏原理：

液体沸腾必要条件是蒸汽压必须等于外界压力。降低外界压力就等效于降低液体的沸点。压力愈小，沸点降的愈低。如果蒸馏过程的压力低于大气压以下进行，这种过程称为减压蒸馏。 （2）主要设备 ?电脱盐设备 I、电脱盐罐

其主要部件为原油分配器与电级板。

原油分配器的作用是使从底部进入的原油通过分配器后能够均匀地垂直向上流动，目的一般采用低速槽型分配器。

电极板一般有水平和垂直两种形式。交流电脱盐罐常采用水平电极板，交直流脱盐罐则采用垂直电极板。水平电极板往往为两至三层。 II、防爆高阻抗变压器

变压器是电脱盐设备的关键设备。 III、混合设施

油、水、破乳剂进脱盐罐前应充分混合，使水和破乳剂在原油中尽量分散到合适的浓度。一般来说，分散细，脱盐率高；但分散过细时可形成稳定乳化液反而使脱盐率下降。脱盐设备多用静态混合器与可调差压的混合阀串联来达到上述目的。

②常减压装置的主要设备为：

塔和炉。塔是整个装置的工艺过程的核心，原油在分馏塔中通过传质传热实现分馏作用，最终将原油分离成不同组分的产品。最常见的常减压装置流程为三段气化流程或称为“两炉三塔流程”，常减压中的塔包括：初馏塔或闪蒸塔、常压塔、减压塔。

图2 原油常减压工艺流程图

2.2.4延迟焦化

100万吨/年延迟焦化装置由焦化反应、吹气放空、冷焦水、除焦、分馏、气压机组、吸收稳定、焦化干气、液化气脱硫等部分组成。

该装置以减压渣油或燃料油为原料，主要产品为焦化石脑油、焦化柴油、液化气、石油焦及少量焦化蜡油，同时富产焦化干气。

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。

从常减压蒸馏装置来的减渣，经过换热器换热升温后，进入加热炉的对流室加热，升温至300℃进入分馏塔底部人字挡板的上方。分馏塔底部引出塔底油，

经过塔底泵加压后，进入加热炉的辐射室加热，升温至500℃，通过四通阀从底部进入焦炭塔，在焦炭塔内完成裂解和缩合反应过程。 （2）分馏部分

主要设备是分馏塔，在延迟焦化中一般需添加消泡剂/抑焦剂/液收增加剂等化学品。

焦炭塔内裂解的油气从塔顶引出，温度约在420℃左右，处于过热状态，进入分馏塔底部人字挡板下方，在分馏塔内与人字挡板上方进入的新鲜原料在人字挡板处进行充分的热交换，使总体进料降温混合成380℃，在分馏塔内进行蒸馏。从塔顶往下分馏塔产品依次是：裂解气、汽油、柴油、蜡油等馏分，塔底油全部引出返回至辐射室重新加热裂解 （3）焦化气体回收和脱硫

主要设备是吸收塔、解吸塔、稳定塔、再吸收塔等。 （4）水力除焦部分

考虑到重残油的碳氢比高，非常容易结焦的这一特点，将原料油快速加热到比较高的温度（480～500℃），使重残油在管式加热炉中，来不及发生反应就被送到一个中空的容器（称焦炭塔），让加热的油品在其中进行裂化缩合反应，加热和焦化不同时发生，故称为延迟焦化。通常一个焦化装置中常常要用2～4个焦炭塔。清焦采用水力除焦法，先在焦层中央用钻机打一个洞，从顶部一直打到底，然后自下而上通入压力为12~30MPa的高压水，利用水的冲击力，把焦炭打下来，并由底部排出。 （5）焦炭的脱水和储运 （6）吹气放空系统 （7）蒸汽发生部分

发生蒸汽的热源一般采用分馏塔侧线柴油、重蜡油、塔底循环油。 （8）焦炭焙烧部分

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。

由于延迟焦化具有投资少，操作费用低，转化深度高等优点，延迟焦化已发展成为渣油轻质化最主要的加工方法之一。

图3 延迟焦化生产针状焦工艺流程图

C－焦化器；D－容器；E－换热器；F－加热炉；K－空冷器；P－泵；

S－四通阀；T－分馏塔

2.2.5 汽油加氢生产装置

100万吨/年汽油加氢装置由轻重汽油切割、反应、压缩机、脱硫醇等部分组成。原料为催化汽油、氢气，主要产品为精制轻汽油、加氢重汽油。

来自催化裂化装置的稳定汽油进入汽油加氢装置的原料罐，经过分馏塔进料泵升压，与反应馏出物换热后进入分馏塔。塔顶轻汽油组分经冷却后进入塔顶回流罐，不凝气进入低压瓦斯管网，轻汽油一部分作为塔顶回流外，其余作为轻汽油送至催化裂化汽油脱臭装置精制。

分馏塔底重汽油经塔底泵抽出升压后，一部分经重沸器汽化返塔，一部分与 循环氢混合，经反应馏出物、混合进料换熟后进入反应器加热炉升温至260℃进 入反应器。

从反应器出来的馏出物经换热、冷却后进入高低压分离器，高压分离器顶部出来的混合氢至循环氢压缩机，低分油经换热升温后进入脱硫化氢汽提塔。汽提塔底的重汽油经换热、冷却后送至催化裂化汽油脱臭装置。

图4 汽油加氢装置工艺流程

l-原料罐；2预分馏塔；3-轻汽油稳定塔；4-加氢原料罐

2.2.6 碳五醚化生产装置

炼厂碳五广泛存在于催化汽油中，基本上作为燃料。其中的二烯烃含量较低，不适合生产碳五适合生产碳五石油树脂。目前，有的炼油厂以碳五为原料合成TAME，用于汽油的降烯烃。碳五中的叔戊烯与甲醇反应合成甲基叔戊基醚（TAME）[RON105,MON100]，是继MTBE之后又一生产无铅、含氧及高辛烷值新配方汽油的理想含氧化合物。

TAME的辛烷值虽略低于MTBE，但在蒸汽压、能量密度等指标上要优于MTBE，TAME的生产还可减少汽油中的碳五烯烃。 （1）碳五资源：

以石脑油为原料的裂解装置的副产、FCC装置的付产。组分基本一致，但是各组分含量差距较大。炼厂碳五的量约占催化汽油量的25％。 （2）工艺流程 ?碳五醚化技术

完善的TAME生产流程，原料净化（水洗和选择加氢）保证了醚化树脂催化剂的使用寿命；设由甲醇回收单元，使产品中的甲醇含量醇，小于100ppm；由于采用了预反应与催化蒸馏串联的醚化工艺，异戊烯的转化率大于90％。得到纯度大于98％的TAME，使汽油的调合更灵活。

?异戊烯生产技术

异戊烯一般存在于混合碳五中，如催化裂化、乙烯装置的副产碳五等。其沸点与其它碳五馏分的沸点相近，难以常规的分离方法从混合碳五中分离异戊烯。 此处使用的分离异戊烯的方法是：碳五水洗→ 碳五选择加氢→预醚化+催化蒸馏合成甲基叔戊基醚（TAME）→水萃取甲醇→TAME精制→TAME分解→水萃取甲醇→回收甲醇→异戊烯精制。

三、江苏善俊清洁能源科技有限公司

3.1 企业概况

江苏善俊清洁能源科技有限公司于2011年6月20日在江苏省工商行政管理局登记注册成立的公司。其性质为有限责任公司，注册资金2.2亿元人民币。主要从事丁醇、辛醇及其衍生产品、异丁醛、聚丙烯等化工产品的生产和销售，化工产品的经营和销售。公司共划分：办公室、财务部、营销部、生产部、设备技术部等部门。生产部座落于江苏省连云港赣榆柘汪临港产业园，占地1500亩。为年产7万吨聚丙烯、18万吨多元醇项目，总投资约9亿，工程计划于2013年8月初投入生产，全部工程达产后总产值约20亿。 3.2 主要生产装置 3.2.1 丁辛醇生产装置

丁醇（butyl alcohol）和辛醇（异辛醇俗称辛醇，2-乙基己醇；2-ethyl hexanol）由于可以在同一套装置中用羟基合成的方法生产，故习惯成为丁辛醇。丁辛醇均为无色透明、易燃的油状液体，具有特殊的气味，能与水及多种化合物形成共沸物，均有中等毒性，是合成精细化工产品的重要原料，主要用于生产增塑剂、溶剂、脱水剂、消泡剂、分散剂、浮选剂、石油添加剂等。

主要包括造气装置、丁辛醇生产装置。 （1）造气装置

造气装置是以重油、氧气、蒸汽为原料通过工艺烧嘴进入气化炉，在气化炉内1350度左右的高温条件下发生部分氧化反应，生成合成气（CO和H2），生成的合成气通过碳洗涤塔脱出气体中的游离碳后进入合成气净化系统，脱出CO2、H2S、COS,然后进入丁辛醇装置。如图所示：

（2）丁辛醇生产装置

丁辛醇装置采用以丙烯、合成气为原料，以羰基铑/三苯基膦络合物为催化剂的低压羰基合成方法生产混合丁醛（正丁醛和异丁醛），若丁醇生产，混合丁醛进入加氢系统，生成混合丁醇，再经过精馏脱出轻重组份、异构物分离生成正丁醇和异丁醇。若辛醇生产，混合丁醛先经过异构物分离，分离出的正丁醛，醛醛缩和，生成辛烯醛，再加氢、精馏脱出轻重组份，最后生成辛醇。如图所示：

图5 丁辛醇生产工艺流程图

1－羰基合成反应器；2－雾沫分离器；3、5、10、12－气液分离器；4－稳定塔；6－压缩机；7－异构物分离塔；8－正丁醛塔；9－缩合反应器；11－加氢反应器；13－预蒸馏塔；14－精馏塔；15～21－冷凝器；22、23－再沸器；24－冷却器；25－间歇精馏塔；26－蒸发器

在反应器内，液面高度的控制是很重要的，液面高度过高，会加大液体的夹带量而造成催化剂的损耗，液面太低又会减少反应物的实际停留时间，反应效果差。由反应器出来的气流首先进入雾沫分离器（2），将夹带出来的极小液滴捕集下来返回反应器，气体进入冷凝器（15）。气相产物被冷凝，未冷凝的气体循环回反应器。经冷凝后的液相产物中溶解有大量的丙烷和丙烯，可在稳定塔（4）中蒸馏脱除。稳定塔为板式塔，塔顶压力为0.62MPa，温度为93℃，塔釜温度为140℃左右。塔顶蒸出的气体经冷却分出其中的液滴，并增压后循环回反应器。稳定塔釜的粗产品冷却后送异构物分离工序。异构物分离工序由异构物分离塔（7）及正丁醛塔（8）组成，其任务是在进行缩合加氢前，分离出异丁醛，并除去粗产品中的重组分。异构物塔顶得到质量分数为99％的异丁醛，塔釜得到99.64％的正丁醛，其中异丁醛含量应小于0.2％。由于正／异丁酯的沸点差较小

（正、异丁醛沸点分别是75.9℃和63～64℃），故异构物分离塔的塔板数较多，且回流比较大。

异构物分离塔塔釜得到的正丁醛，尚含有微量的异丁醛和重组分，故送入正丁醛塔（8）精馏。在正丁醛塔中将重组分从塔釜除去，塔顶得到产品正丁醛。若生产丁醇，则由稳定塔塔釜排出的粗产物可直接送正丁醛塔，从塔釜除去重组分，塔顶分离出来的混合正、异丁醛，送加氢工段制得丁醇。 3.2.2 聚丙烯生产装置

聚丙烯生产工艺流程主要有精制系统、聚合系统、闪蒸系统、丙烯回收系统、循环水系统等几部分组成。 （1）精制系统

由气分出来的丙烯仍含有水、硫、氧、砷、一氧化碳、二氧化碳等对聚合或产品质量有害的杂质。这些杂质的存在会破坏活性中心或者加成到聚合链中从而影响聚合反应或者影响产品质量，使产品等规格度降底挥发份增加，严重的可导致聚合反应无法进行。所以，聚合用的丙烯需要将这些有害杂质脱除。

精制流程包括丙烯干燥、脱硫、脱氧、脱砷四个部分。 精制后达到的质量要求：

纯度≥99.5% 氧含量 ≤1ppm 总硫 ≤1ppm 一氧化碳≤0.2ppm 乙 烯 ≤10ppm 二氧化碳 ≤5ppm 水含量 ≤10ppm AsH3 ＜0.03ppm （2）聚合系统

精丙烯罐中的精丙烯由丙烯投料泵 (P201)升压后经质量流量计计量后分为两路：一路经活化剂加料罐(V107)入聚合釜，一路经催化剂加料罐(V103)入釜。釜内丙烯在主催化剂、助催化剂和第三组分的作用下，维持在3.2─3.8MPa、70─78℃条件下反应1.5～2.5小时，接近“干锅”时，将未反应完的丙烯回收，回收丙烯经冷凝器(E101)冷凝为液体回收至V201、V202重复利用。

（3）闪蒸系统

闪蒸就是在突然减压的情况下除去聚丙烯粉料中的挥发性物质，并降低粉料的温度。聚合后得到的聚丙烯粉料，在压力下喷入闪蒸釜，这时粉料中含有较多

去真空泵去气压缩闪蒸旋 分 器 真空 缓去气柜 的丙烯单体、少量的丙烷等挥发性物质，这些物质的存在严重影响产品的质量，同时粉料温度也较高，不利于包装及存放。 （4）丙烯回收系统 丙烯在一定温度下对应一定的蒸汽压，常温时，将气相丙烯压缩至2.0MPa，冷却至32℃以下气相丙烯变为液相丙烯，而在这一温度下，氮气不能液化，气 液分离后便得到液相丙烯。

膜回收原理：从丙烯氮气分离罐放空的不凝气中，含有大约40％～80％的丙

烯单体，这部分不凝气进入膜法丙烯回收系统，进一步回收部分丙烯。有机蒸汽膜法丙烯回收系统采用“反向”选择性高分子复合膜，在一定的渗透推动力作用下，根据不同气体分子在膜中的溶解扩散性能的差异，可凝性有机蒸汽（如乙烯、丙烯、重烃等）与氢气、甲烷、氮气等相比，被优先吸附渗透，从而达到分离的目的。

（5）循环水系统

凉水塔（T401）中的循环冷水经循环水泵(P401)加压后，输入循环水供水管路，分别进入各需要热交换的聚合釜、冷凝器等生产装置，循环冷水在聚合釜、冷凝器等生产装置中与高温介质接触进行热交换，以达到冷却介质的目的。经换热后，循环冷水温度上升，成为循环热水，沿各回水管路靠余压返回循环水场凉水塔；在凉水塔经蒸发、接触进行水汽物理热交换。热水冷却后经凉水塔集水池靠自压流到冷水池。

图6 聚丙烯工艺流程图

四、仿真模拟实习

4.1 锅炉单元操作 冷态开车操作步骤： ? 启用公用工程

② 除氧气投运

S1：手动打开液位调节器。向除氧器充水； S2：液位指示达400mm，投入自动： ? 锅炉上水

S1：开上汽包水位计汽阀； S2：开启高压泵，打开调节阀； S3：开启省煤器与下汽包之间再循环；

④ 燃料系统投运

S1：开烟气大水封进系统阀；

S2：打开高压瓦斯压力调节阀，控制压力在0.3左右；

S3：打开喷射器； S4：开启油阀、油泵；

⑤ 锅炉点火

S1：开启上汽包空阀 S2：开启换热器排空阀 S3：启动引风机 S4：点燃火嘴

⑥锅炉生压

S1：启动药泵

S2：蒸汽压力PI103到0.3~0.4MPa时，开定期排污阀≤20s；

⑦锅炉并汽

S1：缓开主汽阀旁路阀 S2：缓开主汽阀隔离阀

⑧锅炉负荷提升

S1：缓调主汽阀开度，使蒸汽阀缓升至65t/h左右 S2：开燃气泵

S3：开除尘阀，进行钢珠除尘，完成负荷提升。

4.2 固定床反应器 冷态开车操作步骤： ? EV-429闪蒸器充丁烷

S1：确认EV-429压力为0.03MPa; S2：打开回流阀前后阀； S3：调节PV1426开度为50%； S4：EH-429通冷却水；

S5：打开丁烷进料阀，待液位达50%。关闭进料阀； ? ER-424A反应器充丁烷

S1：打开丁烷冷剂进ER-424A壳层阀KXV1423，打开出ER-424A壳层阀KXV1425：

? ER-424A启动准备

S1：稍开TIC1466，开度应小于30%； S2：将PIC1426设定在0.4MPa，自动

④ ER-424A充压，实器置换

S1：打开FV1425前后阀； S2：缓慢打开ER-42A出料阀；

S3：控制乙炔流量在56186.6kg/h左右，设为自动；

⑤ ER-424A酰胺

S1：TIC1466为38.0时，投入自动； S2：TI1467?32,时，打开FV1427前后阀；

S3：FV1427稳定在80kg/h左右2分钟，缓加氢气量到200kg/h，投入串级。

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