石化集团工艺流程生产实习报告

中国石化集团广州石油化工总厂建于1974年，是中国华南地区现代化大型石油化工联合企业，该厂坐落于广州市黄浦区。在四天的生产实习里我们先后到MTBE、气分、催化重整、催化裂化车间进行实习，了解工艺流程并到装置进行实习。重油催化裂化装置1.目的和任务、反应原理原油经常减压蒸馏后收得到汽油、煤油及柴油轻质油品所占泵油的比率约为30%左右，其余的是重质馏分和渣油。如果不进行二次加工，它们只能作为润滑油或重质燃料油。我们的目的是把原油进料变成所期望的轻质油，而经过常减压后，这些重质馏分进行再加工，就是在催化剂的条件下把大分子进行裂解，使长碳链的分子断链变成我们期望的碳链分子，这种方法就是催化裂化。1.1反应工艺原理在一定条件下，烃类分子与催化剂接触，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：气态烃分子从主气流扩散到催化剂外表面（外扩散）；烃分子沿催化剂孔道向催化剂内部扩散（内扩散）；烃分子被催化剂活性中心吸附（吸附）；被吸附的烃分子在催化剂表面上发生化学反应（化学反应）；产品分子从催化剂表面上脱附下来（脱附）；产品分子沿催化剂孔道向外扩散（内扩散）；、产品分子扩散到主气流中（外扩散）；一般来说，反应结果只取决于化学反应和吸附两个步骤的难易程度。在催化裂化过程中，主要进行了裂化反应、异构化反应、氢转移反应和缩合反应。1.2裂化催化剂的再生工艺原理石油烃催化裂化时由于缩合反应和氢转移反应产生高度缩合的产物——焦炭。焦炭沉积在催化剂表面上，会覆盖催化剂表面的活性中心，使催化剂的活性和选择性都降低，因此，在工业生产装置中必须经常地烧去催化剂上的积炭，即经常要再生。通常在离开反应器时的催化剂（待生催化剂）含炭约1%。对于催化裂化的分子筛催化剂要求其积炭量在0.2%以下，因此催化剂的再生过程决定着整个装置的热平衡和生产能力。催化剂上沉积的焦炭是一种烃类缩合产物。它的主要成份是碳和氢，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，在再生器里烧去的“焦炭”包括三个部分：催化炭——裂化反应产物的缩合产物；附加炭——原料本身固有的残炭；可汽提炭——因汽提不完全而残留吸附在催化剂上的油气。催化剂再生反应就是用空气中的氧烧去上述的焦炭。再生反应的产物是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的热量，还可以提供相当大量的剩余热量。2.工艺流程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的水蒸气混合，雾化成小滴的原料油与高温的再生催化剂接触并立即气化。在催化剂的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的垂直齿缝式快速分离器分出大部分催化剂，在经沉降器内的三组单机旋风分离器分出携带的催化剂。反应产物、惰性气体和水蒸气连同极小量的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，烧掉积在催化剂上的焦碳约65%的碳和100%的氢，半再生催化剂通过立管、半再生滑阀，用增压风提升进入第二再生器（R-102），一再的催化剂料位用半再生滑阀控制。 第二再生器在323kPa压力和767℃温度的操作条件下，控制烟气中氧浓度为2%（体积）左右，将催化剂中剩余炭完全烧掉，并实现一氧化碳完全燃烧，使再生催化剂的含碳量控制在≤0.05%，二再的高温催化剂由R-102流入脱气罐（R-103），在R-103内吹入适量的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，实现催化剂的连续循环。混合烟气经过第三级旋风分离器把烟气中携带的催化剂细粉含量降至200毫克/标米3以下之后，进入气轮机膨胀做功，以回收烟气的压力能。3.主要设备（1）再生器再生器的主要作用是烧去待生催化剂上的积炭，对于硅酸铝催化剂，要求再生催化剂的含碳量降低至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。再生器的烧焦能力决定一个催化裂化装置的处理能力。整个再生器分为稀相和密相两段，再生器的底部与辅助燃烧室联接。烧焦用空气分一次风和二次风两路进入助燃烧室，通过分布板（或分布管）进入密相床层。烧焦生成的烟气携带部分催化剂进入稀相段（或称沉降段），部分携带的催化剂下落回密相，其余的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），分离出的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的催化剂的流量（有时称内循环）是很大的，通常是两器间催化剂循环量的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）旋风分离器由于床层气速大于某些细粉的终端速度以及密相床中的气泡上升至界面并破裂时将一些较大颗粒的催化剂也带入稀相段，必然有一部分催化剂被带入稀相段。尽管气流在上升过程中，部分携带的催化剂会沉降下来，但是在气体进入旋风分离时，其中仍有一定数量的催化剂。在一般工业再生器中，旋风分离器入口处每m3气体尚含有5-15公斤催化剂。由此计算得的催化剂带出率甚至大于两器间的催化剂循环量。如果不设置旋风分离器，则不仅催化剂损失非常大，再生器也不可能正常操作。在实际生产中，旋风分离器的操作状况对催化剂损耗量有关键性的影响。（3）溢流管和淹流管再生过的催化剂经由溢流管或淹流管引出再生器。溢流管上口与密相床面平齐。淹流管的上口则低于密相床面。催化裂化的再生器用溢流管，其他形式的再生器多用淹流管。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的密度，催化剂在管内向下流动时应保证有一部分烟气脱出返回床层。催化裂化再生器的溢流管是以漏斗形立管靠近顶部开有长方形槽口，其上口与密相床面平齐。溢流管设置在与待生剂入口成180°的方向处。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。当采用分布管时因溢流管与分布管不直接连接，不必用波形膨胀节。溢流管一般都用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的温度。在正常生产时它并不燃烧料，而只是作为主风的通道。辅助燃烧室直接安装在再生器分布板的下面，辅助燃烧室可以烧轻柴油或液化气（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℃，一般情况下过剩空气50-100%；其余的作为二次空气通过夹套后在内燃烧室出口处与高温烟气混合，设计时要求混合后的温度达600-700℃，但在实际开工时为了防止烧坏分布板（或分布管）应当严格控制分布板下温度不超过550℃。（5）双动滑阀双动滑阀安装在再生器的顶部出口，与其出口与烟囱（或烟道）相连接，阀体内有两块依相反方向移动的阀板，分别由两个风动马达带动。在完全关闭时，两块阀板的中心仍保留有一定面积的圆孔。双动滑阀的主要作用是通过调节它的开度来控制再生的压力，使再生器与反应器的压力差维持在某个稳定值。实际生产中反应器的压力也会发生波动，因此，双动滑阀的开度是根据两器差压变化的信号老动作，而不是单纯根据再生器压力表的信号。两器差压对于催化剂循环量有重要影响。因此对双动滑阀要求有较高的灵敏度、准确度和稳定度。除了调节两器差压外，在发生事故时，可通过双动滑阀放空以防止再生器超压。（6）反应器反应器为原料油很催化剂充分接触提供必要的空间，并能控制一定的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巴的蒸汽雾化、经喷咀进入稀相提升管，喷咀前的压力应保持3.5-4巴（表）以保证良好的雾化状态。通常是沿稀相提升管圆周均匀布置数个喷咀以使雾化的原料油均匀地分布于管内。在稀相提升管内，原料油与催化剂接触必然发生裂化反应，通常在这里发生的反应占全部反应的25%。然后经分布板进入密相段再继续完成其余的约75%的反应。密相段有高速床和低速床两种，高速床的空塔线速约1.2m/s，低速床的约0.6m/s。采用高速床的主要目的是减少返混以达到提高选择性的目的。密相段的直径根据反应产品的体积流率（在反应条件下）和选用的密相段线速确定，密相段的高度则由所需密相床的藏量确定，约5米左右。稀相段的主要作用是使携带出床层的催化剂沉降下来以降低旋风分离器入口的固体浓度，从而降低旋风分离器的负荷和减少催化剂带至分馏塔的数量。为保证一级旋风分离器入口的高度应保持6米以上。反应器内的旋风分离器采用两级串联，负荷大时可以几组并联，油气自二级升气管出来汇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，在档板以上的空间内通入防焦蒸汽，其目的是防止油气在此死区停留时间过长引起结焦。汽提段位于反应器的下部，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的油气，这部分油气的数量约占产品的2-4%，如果不除去就相当于增加了2-4%的焦炭产率。在汽提段，催化剂与水蒸气是逆向运动，为了保证催化剂能顺畅地以充气流动状态向下运动，催化剂流速与水蒸气流速应保持某个适宜的相对关系。为了改善汽提效果，汽提段内一般装有15-20层人字档板。为了保证催化剂流畅，在安装人字档板后各区域的最小流通面积应保证有汽提段截面50%。汽提蒸汽由插入最下面2-3排人字档板下面的管子喷入，蒸汽管上在通过管中心的水平线成30°的方向开有喷孔。为了防止停工时催化剂堵塞喷孔和减轻喷孔的磨损，在喷孔外焊有25mm长的套管。为了使蒸汽分布均匀和防止部分喷管处产生涡流加剧磨损，蒸汽管内线速与孔速的关系应适当。催化重整装置目的和任务“重整”是指烃类分子重新排列成新的分子结构。在有催化剂作用的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的反应以及烷烃的异构化、加氢裂化等反应，这些反应都会使汽油的辛烷值提高。重整汽油的辛烷值（研究法）一般在90以上，而且烯烃含量少、安定性好，是车用汽油的高辛烷值组分。在催化重整中，最主要的化学反应是芳构化反应，因此在重整生成油中，苯、甲苯、二甲苯及较大分子的芳烃的含量很高。苯类产品是有机合成、油漆、染料、医药等工业的基础原料。因此，催化重整除了生产高辛烷值汽油以外，同时也是生产芳烃的重要手段。由于重整中的脱氢反应，它还生产处很重要的副产品，即纯度很高的氢气（H2的含量在75-95%）。在一般情况下，这些氢气可以直接用于含硫油的加氢精制，加氢裂化。因此，重整过程是炼厂中获得廉价氢气的重要来源，重整的另一个新的用途是用来生产液化气，采用特定的催化剂可使液化气的产率提高。催化重整化学原理在催化重整中发生的化学反应主要有以下几种：六元环烃的脱氢反应五元环烃的异构脱氢反应烷烃的环化脱氢反应异构化反应加氢裂化反应除了以上五种主要反应外，还有烯烃饱和以及生焦反应等。生焦反应虽然不是主要反应，但是它对催化剂的活性和生产操作有很大的影响。以上的（1）（2）（3）种反应都是生产芳烃的反应，芳烃具有较高辛烷值，因此无论目的产物是芳烃还是高辛烷值汽油，这些反应都是有利的。尤其是正构烷烃的环化脱氢反应会使辛烷值大幅度提高。这三种反应的反应速率很不一样，六元环烷脱氢反应进行得很快，在工业重整的条件下一般能达到化学平衡，她说生产芳烃的主要反应。五元环烷的异构脱氢反应比六元环烷脱氢反应慢得多，一般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的比例，因此，如何提高这一类反应的反应速率是一个重要的问题。烷烃脱氢环化反应的速度很慢，在一般铂铼重整过程中，烷烃转化为芳烃的转化率很小。铂铼等双金属和多金属重整的芳烃率比铂重整有很大的提高，主要原因就是提高了烷烃转化为芳烃的反应速率。异构化反应堆五元环烷异构脱氢反应以生产芳烃具有重要意义，对于烷烃的异构化反应，虽然不能直接生产芳烃，但是却能提高辛烷值。重整反应报了脱氢和裂化、异构化两类不同的反应，后者是属于碳离子反应，这就要求重整催化剂具有两种催化功能。铂重整催化剂就是一种双功能的催化剂，其中的铂构成脱氢活性中心，促进脱氢、加氢反应，而酸性单体提供酸性中心，促进裂化、异构化等碳离子的反应。国内外最广泛应用于工业装置中的催化剂系列是铂铼催化剂，它与铂催化剂相比，初活性没有很大改进，但活性稳定性大大提高，并且容炭能力增强，这就使得重整装置可以在苛刻的条件（低压、低氢油比和较高的稳定）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。工艺流程 催化重整反应系统流程示意图催化重整装置包括石脑油加氢及重整两部分。3.1.石脑油加氢系统这部分包括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与产品换热，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与重整循环氢混合，换热后进重整加热炉再生反应器，反应吸热，先后进加热器，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，另一部分经增压与塔底油接触，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，活性下降的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通过再生塔。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。主要设备重整反应器重整反应器是重整装置的关键设备，它的设计和操作的优劣对整个生产过程起着决定性的作用。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。工业用重整反应器主要有轴向式和径向式两种结构型式，它们之间的主要差别是：气体流动方式和床层压降不同。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厚的耐热水泥层，里面有一层3mm的合金钢衬里。衬里可以防止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的作用。为了使原料的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38×100mm的矩形槽。油气出口处有钢丝网防止催化剂粉末被带出。反应器中部装催化剂，上、下装有惰性瓷球以防止操作波动时催化剂层跳动而引起催化剂破碎，同时也有利于气体的均匀分布。瓷球应当是惰性的，并且不能含有使催化剂中毒的杂质。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。与轴向式反应器比较，径向式反应器的特点是床层气流以较低的流速通过较薄的催化剂床层。径向式反应器的中部有两层中心管，外径分别为330mm和350mm，内层中心管壁上钻有许多6mm的小孔，外层中心管壁上开了许多矩形小槽（12×1mm），反应产物通过这两层中心管的小孔进入中心管，然后从下部出口导出，沿外壳壁周围排列20个有许多60×12mm长形孔的扇形筒，在扇形筒与中心管之间的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布满的扇形筒内，从扇形筒小孔出来沿径向通过催化剂床，反应后进入中心管，然后导出反应器。MTBE装置1.原理装置采用齐鲁石化公司开发的MTBE合成技术，反应器为两个并联的简式多段外循环反应器，使用北京安定特种树脂厂生产的S54阳离子交换树脂作催化剂，以气体分离装置的混合碳四和外购甲醇为原料。在催化剂作用下，混合碳四中的异丁烯与甲醇醚化反应生成MTBE，用作高辛烷值汽油的添加剂，副产品剩余碳四送烷基化作原料，或用作民用液化气。2.工艺流程（1）原料净化——醚化反应部分气体分馏装置（一）和（二）的混合碳四馏分，经原料油罐区（1007#~1013#）进入本装置的原料碳四罐（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）抽出的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5×10-6降到1×10-6以下，控制甲醇异丁烯的分子比为1~1.05，借助于比值调节器控制甲醇量。净化器操作温度约40℃，操作压力为0.7~1.0MPa。净化后的物流经原料与热情（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50~80℃，操作压力为0.65~0.8MPa，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90~92×10-2。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），与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0.54±0.01MPa，操作温度51℃，塔釜排出纯度98×10-2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。塔顶含醇的反应碳四馏分物流，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0.45~0.5MPa，操作温度为40℃，水作分散相与含甲醇的碳四物流，按料水比5：1的比例逆向接触，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余碳四罐（V-207），然后经剩余碳四泵（P-209/A，B）送往罐区。来自萃取塔底的物流经釜液换热器（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0.02~0.05MPa，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），塔底含微甲醇的水溶液，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.主要设备该装置主要包含的设备有：（1）塔共沸蒸馏塔，控制塔压的平稳是该塔操作的重要环节。萃取塔，进料量和进料温度需加以控制，以保证萃取效果。甲醇回收塔。（2）净化器、反应器净化器的作用是将原料中的金属离子降到<1×10-6，两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。包括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）容器设备包括原料罐、回流罐、产品罐等9个。气分装置1.装置简介和原理本装置生产流程由原设计五塔流程改为三塔流程，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、脱戊烷塔系统长期停工。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。主要产品为精丙烯和混碳四馏分。精丙烯纯度达99.6×10-2以上，作为下游聚丙烯装置的原料；混碳四馏分作为MTBE和烷基化装置的原料。副产品丙烷馏分调入民用液化气或作为车用液化气。本装置特点如下：（1）在丙烯-丙烷分离中采用热泵技术，采用这种热泵流程是依据丙烯-丙烷组分沸点接近的特征，本装置丙烯塔塔顶、塔底温差仅11.6℃，据国外文献报道，只要温差小于36℃，就可以取得较好节能效果。同时丙烷本身即为合格的工质，宜采用开式节流膨胀热泵流程，不必采用塔外流体作工质进行闭式循环，简化了流程。（2）丙烯塔顶冷凝-蒸发器采用高热通量管束。高热通量管即管束外表喷铝可以强化沸腾侧的传热系数，从而减少传热温差，降低压缩机功耗。在传热温差相同是，由于总传热系数增加，可以大幅度减少冷凝-蒸发器的传热面积。2.工艺流程及主要设备经脱硫的催化裂化液化气由原料罐区进入装置液化气原料缓冲罐，液化气通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层塔盘的浮阀塔，塔顶蒸出的碳二、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层塔盘的浮阀塔板，塔顶蒸出的碳二、碳三馏分经冷凝器部分冷凝至40℃进入回流罐，未冷凝的其气体主要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。由于丙烯塔的总塔板数高达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）顶部蒸汽通过管线引入丙烯塔（2）底部第95层塔板下面；塔（2）底部液体通过回流泵送入塔（1）顶第94层塔板作为内回流。塔（2）顶蒸出的丙烯馏分进入四台并联的冷凝-蒸发器管程与在壳程蒸发的塔（1）底节流后的丙烷馏分进行热交换，冷凝液为纯度≥99.6%的精丙烯，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%的丙烷馏分，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。蒸发后的气相丙烷由丙烷蒸发罐上部引入压缩机入口分液罐，罐顶部引出的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），大部分压缩后的丙烷气体返回丙烯塔（1）作热源。当不生产精丙烯时，装置内的脱乙烷塔、丙烯塔及想的设备（包括热泵）都停开，此时脱丙烷塔顶分出的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进一步分离或者冷却至40℃出装置。实习感想这次广石化炼油二部的实习，给了我们一个亲身体验重工业生产的机会，也让我体会到知识和实践结合的重要性。第一天的安全教育，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的危险性，稍不留神就可能发生意外。我们平时上课学的物性和工艺安全操作在实际操作中都是很有用的。当看见书上的工艺流程陈列眼前，看见书上的塔高高耸立于眼前，我的感觉是陌生又熟悉。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的，熟悉是因为那些流程的原理、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的管线，让我认识到工程和工艺不是那么简单，我们平时学习的内容在实践中还需大大的补充。装置中经常有排列得整整齐齐的泵或者调节阀，管线的走向也很有讲究，这些设计里面都包含很多艺术。要实现工业化生产，只有三传一反是远远不够的，还要考虑公用工程、管线布置、设备维修、仪表的布置、能量利用和回收系统等等，需要有缜密的思维和严谨的态度。师傅举的一个例子让我印象深刻，某一个设备德国人来安装之后顺利运行了很多年，而经过我国工作人员检修重装之后，就没那么好用了。我国的工业要发展要壮大，必须以保证质量为前提，怎样把工艺做精，需要的不仅仅是技术还有氛围和态度。这次实习让我感受到工程和工艺的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，要做一个真正的工程师我们还需要学习很多。

咖啡店创业计划书第一部分：背景在中国，人们越来越爱喝咖啡。随之而来的咖啡文化充满生活的每个时刻。无论在家里、还是在办公室或各种社交场合，人们都在品着咖啡。咖啡逐渐与时尚、现代生活联系在一齐。遍布各地的咖啡屋成为人们交谈、听音乐、休息的好地方，咖啡丰富着我们的生活，也缩短了你我之间的距离，咖啡逐渐发展为一种文化。随着咖啡这一有着悠久历史饮品的广为人知，咖啡正在被越来越多的中国人所理解。第二部分：项目介绍第三部分：创业优势目前大学校园的这片市场还是空白，竞争压力小。而且前期投资也不是很高，此刻国家鼓励大学生毕业后自主创业，有一系列的优惠政策以及贷款支持。再者大学生往往对未来充满期望，他们有着年轻的血液、蓬勃的朝气，以及初生牛犊不怕虎的精神，而这些都是一个创业者就应具备的素质。大学生在学校里学到了很多理论性的东西，有着较高层次的技术优势，现代大学生有创新精神，有对传统观念和传统行业挑战的信心和欲望，而这种创新精神也往往造就了大学生创业的动力源泉，成为成功创业的精神基础。大学生创业的最大好处在于能提高自己的潜力、增长经验，以及学以致用;最大的诱人之处是透过成功创业，能够实现自己的理想，证明自己的价值。第四部分：预算1、咖啡店店面费用咖啡店店面是租赁建筑物。与建筑物业主经过协商，以合同形式达成房屋租赁协议。协议资料包括房屋地址、面积、结构、使用年限、租赁费用、支付费用方法等。租赁的优点是投资少、回收期限短。预算10-15平米店面，启动费用大约在9-12万元。2、装修设计费用咖啡店的满座率、桌面的周转率以及气候、节日等因素对收益影响较大。咖啡馆的消费却相对较高，主要针对的也是学生人群，咖啡店布局、格调及采用何种材料和咖啡店效果图、平面图、施工图的设计费用，大约6000元左右3、装修、装饰费用具体费用包括以下几种。(1)外墙装饰费用。包括招牌、墙面、装饰费用。(2)店内装修费用。包括天花板、油漆、装饰费用，木工、等费用。(3)其他装修材料的费用。玻璃、地板、灯具、人工费用也应计算在内。整体预算按标准装修费用为360元/平米，装修费用共360*15=5400元。4、设备设施购买费用具体设备主要有以下种类。(1)沙发、桌、椅、货架。共计2250元(2)音响系统。共计450(3)吧台所用的烹饪设备、储存设备、洗涤设备、加工保温设备。共计600(4)产品制造使用所需的吧台、咖啡杯、冲茶器、各种小碟等。共计300净水机，采用美的品牌，这种净水器每一天能生产12l纯净水，每一天销售咖啡及其他饮料100至200杯，价格大约在人民币1200元上下。咖啡机，咖啡机选取的是电控半自动咖啡机，咖啡机的报价此刻就应在人民币350元左右，加上另外的附件也不会超过1200元。磨豆机，价格在330―480元之间。冰砂机，价格大约是400元一台，有点要说明的是，最好是买两台，不然夏天也许会不够用。制冰机，从制冰量上来说，一般是要留有富余。款制冰机每一天的制冰量是12kg。价格稍高550元，质量较好，所以能够用很多年，这么算来也是比较合算的。5、首次备货费用包括购买常用物品及低值易耗品，吧台用各种咖啡豆、奶、茶、水果、冰淇淋等的费用。大约1000元6、开业费用开业费用主要包括以下几种。(1)营业执照办理费、登记费、保险费;预计3000元(2)营销广告费用;预计450元7、周转金开业初期，咖啡店要准备必须量的流动资金，主要用于咖啡店开业初期的正常运营。预计2000元共计： 120000+6000+5400+2250+450+600+300+1200+1200+480+400+550+1000+3000+450+2000=145280元第五部分：发展计划1、营业额计划那里的营业额是指咖啡店日常营业收入的多少。在拟定营业额目标时，必须要依据目前市场的状况，再思考到咖啡店的经营方向以及当前的物价情形，予以综合衡量。按照目前流动人口以及人们对咖啡的喜好预计每一天的营业额为400-800，根据淡旺季的不同可能上下浮动2、采购计划依据拟订的商品计划，实际展开采购作业时，为使采购资金得到有效运用以及商品构成达成平衡，务必针对设定的商品资料排定采购计划。透过营业额计划、商品计划与采购计划的确立，我们不难了解，一家咖啡店为了营业目标的达成，同时有效地完成商品构成与灵活地运用采购资金，各项基本的计划是不可或缺的。当一家咖啡店设定了营业计划、商品计划及采购计划之后，即可依照设定的采购金额进行商品的采购。经过进货手续检验、标价之后，即可写在菜单上。之后务必思考的事情，就是如何有效地将这些商品销售出去。3、人员计划为了到达设定的经营目标，经营者务必对人员的任用与工作的分派有一个明确的计划。有效利用人力资源，开展人员培训，都是我们务必思考的。4、经费计划经营经费的分派是管理的重点工作。通常能够将咖啡店经营经费分为人事类费用(薪资、伙食费、奖金等)、设备类费用(修缮费、折旧、租金等)、维持类费用(水电费、消耗品费、事务费、杂费等)和营业类费用(广告宣传费、包装费、营业税等)。还能够依其性质划分成固定费用与变动费用。我们要针对过去的实际业绩设定可能增加的经费幅度。5、财务计划财务计划中的损益计划最能反映全店的经营成果。咖啡店经营者在营运资金的收支上要进行控制，以便做到经营资金合理的调派