1、加氢精制简介 生产芳香烃生产芳香烃- -苯、甲苯、二甲苯的主要原料是石油催化苯、甲苯、二甲苯的主要原料是石油催化重整的重整油、石油裂化的高温裂解汽油和焦化粗苯。这重整的重整油、石油裂化的高温裂解汽油和焦化粗苯。这3 3种原料占总原料量的比例依次为：种原料占总原料量的比例依次为：70%70%、27%27%、3%3%。以石油为。以石油为原料生产芳香烃的工艺都采用加氢工艺，以焦化粗苯为原料原料生产芳香烃的工艺都采用加氢工艺，以焦化粗苯为原料生产芳香烃的工艺有酸洗精制法和加氢精制法。酸洗法仍在生产芳香烃的工艺有酸洗精制法和加氢精制法。酸洗法仍在发展中国家被大量采用，其工艺落后、产品质量低、无法与发展中
2、国家被大量采用，其工艺落后、产品质量低、无法与石油苯竞争，而且收率低、污染严重，产生的废液很难处理。石油苯竞争，而且收率低、污染严重，产生的废液很难处理。在发达国家都已采用加氢精制方法，产品可达到石油苯的质在发达国家都已采用加氢精制方法，产品可达到石油苯的质量标准。国内有很多企业已建成投产或正在建设粗苯加氢装量标准。国内有很多企业已建成投产或正在建设粗苯加氢装置。置。2020世纪世纪8080年代上海宝钢从国外引进了第一套年代上海宝钢从国外引进了第一套LitolLitol法高法高温加氢工艺，温加氢工艺，9090年代石家庄焦化厂从德国引进了第一套年代石家庄焦化厂从德国引进了第一套K.KK.K法低温
3、加氢工艺，法低温加氢工艺，19981998年宝钢引进了第二套年宝钢引进了第二套K.KK.K法加氢工艺，法加氢工艺，还有很多企业正在筹建加氢装置。随着对产品质量和环保的还有很多企业正在筹建加氢装置。随着对产品质量和环保的要求越来越高，粗苯加氢工艺的应用是大势所趋。要求越来越高，粗苯加氢工艺的应用是大势所趋。 粗苯是从焦炉煤气中回收下来的由多种化合物组成的复杂粗苯是从焦炉煤气中回收下来的由多种化合物组成的复杂混合物，经过精制加工后，可得到苯、甲苯、二甲苯等宝贵的混合物，经过精制加工后，可得到苯、甲苯、二甲苯等宝贵的化工原料。化工原料。 焦化粗苯精制的工艺主要有焦化粗苯精制的工艺主要有酸洗精制工艺酸
4、洗精制工艺和和加氢精制工艺加氢精制工艺工艺流程简单、操作灵活、设备简单、材料易得工艺流程简单、操作灵活、设备简单、材料易得，在常温常压下运行等，在常温常压下运行等酸性聚合物不易处理、环境保护差酸性聚合物不易处理、环境保护差、产品得率低、产品质量差等、产品得率低、产品质量差等 解决了传统酸洗精制工艺所难以解决的酸焦油问题，同时解决了传统酸洗精制工艺所难以解决的酸焦油问题，同时苯损失最少，产品质量有了突破性的提高。苯损失最少，产品质量有了突破性的提高。优点：优点：缺点：缺点： 粗苯加氢根据其催化加氢反应温度不同可分为高温加氢和低温粗苯加氢根据其催化加氢反应温度不同可分为高温加氢和低温加氢。高温催化
5、加氢的典型工艺是加氢。高温催化加氢的典型工艺是LitolLitol工艺，在温度为工艺，在温度为600-600-650650，压力，压力6.0MPa6.0MPa条件下进行催化加氢反应。主要进行加氢脱除条件下进行催化加氢反应。主要进行加氢脱除不饱和烃；加氢脱烷基，把苯的同系物最终转化为苯和低分子烷不饱和烃；加氢脱烷基，把苯的同系物最终转化为苯和低分子烷烃。故高温加氢的产品只有苯，没有甲苯和二甲苯，另外还要进烃。故高温加氢的产品只有苯，没有甲苯和二甲苯，另外还要进行脱硫、脱氮、脱氧的反应，脱除原料有机物中的行脱硫、脱氮、脱氧的反应，脱除原料有机物中的S S、N N、O O，转化，转化成成H2SH2S
6、、NH3NH3、H2OH2O的形式除去，对加氢油的处理可采用一般精馏方的形式除去，对加氢油的处理可采用一般精馏方法，最终得到苯产品。法，最终得到苯产品。低温催化加氢的典型工艺是萃取蒸馏加氢低温催化加氢的典型工艺是萃取蒸馏加氢(K.K(K.K法法) )和溶剂萃取加氢。和溶剂萃取加氢。在温度为在温度为300-370300-370，压力，压力2.5-3.0MPa2.5-3.0MPa条件下进行催化加氢反应。条件下进行催化加氢反应。主要进行加氢脱除不饱和烃，使之转化为饱和烃；另外还要进行主要进行加氢脱除不饱和烃，使之转化为饱和烃；另外还要进行脱硫、脱氮、脱氧反应，与高温加氢类似，转化成脱硫、脱氮、脱氧反
7、应，与高温加氢类似，转化成H2SH2S、NH3NH3、H2OH2O的形式。但由于加氢温度低，故一般不发生加氢脱烷基的深度加的形式。但由于加氢温度低，故一般不发生加氢脱烷基的深度加氢反应。因此低温加氢的产品有苯、甲苯、二甲苯。对于加氢油氢反应。因此低温加氢的产品有苯、甲苯、二甲苯。对于加氢油的处理，萃取蒸馏低温加氢工艺采用萃取精馏方法，把非芳烃与的处理，萃取蒸馏低温加氢工艺采用萃取精馏方法，把非芳烃与芳烃分离开，本装置使用的萃取剂是环丁砜。芳烃之间的分离可芳烃分离开，本装置使用的萃取剂是环丁砜。芳烃之间的分离可用一般精馏方法实现，最终得到苯、甲苯、二甲苯。用一般精馏方法实现，最终得到苯、甲苯、二
8、甲苯。 项目项目酸洗法酸洗法低温加氢法（低温加氢法（K.KK.K）高温加氢法高温加氢法LitolLitol处理不饱和杂质处理不饱和杂质硫酸洗涤硫酸洗涤加氢加氢加氢加氢蒸馏方式蒸馏方式简单蒸馏简单蒸馏萃取蒸馏法萃取蒸馏法简单蒸馏简单蒸馏催化剂催化剂预反应器预反应器NiMoNiMoCoMoCoMo主反应器主反应器CoMoCoMoCrCr系系洗涤剂洗涤剂浓硫酸、氢氧化钠浓硫酸、氢氧化钠反应温度反应温度预反应器预反应器190210190210270270主反应器主反应器35354545300380300380620620反应压力反应压力预反应器预反应器2.5MPa2.5MPa5.7MPa5.7MPa主
9、反应器主反应器0.20.20.4Mpa0.4Mpa2.4MPa2.4MPa5.1MPa5.1MPa纯苯质量纯苯质量结晶点结晶点5.05.05.25.25.455.455.455.45全硫全硫ppmppm2002005005000.50.50.50.5纯度纯度%wt%wt99.999.999.9599.9599.9599.95产品品种产品品种苯、甲苯、二甲苯苯、甲苯、二甲苯苯、甲苯、二甲苯、非芳烃苯、甲苯、二甲苯、非芳烃苯苯工艺污染物工艺污染物酸焦油、再生酸酸焦油、再生酸无无无无 粗苯粗苯英文名：Crudebenzene,Crudebenzol危险货物编号：32051IMDG规则页码：外观与性状
10、：黄色透明液体，有特殊臭味。本品系混合物，主要含苯约70%、甲苯约14%，二甲苯约8%和三甲苯及其他芳烃。危险性类别：第3.2类中闪点易燃液体危险货物包装标志：7包装类别：溶解性：不溶于水。溶于有机溶剂。主要用途：经分馏得初馏分、苯、甲苯、二甲苯、动力苯和溶剂油等，可用作农药原料或溶剂。闪点()：-11相对密度(水=1)：0.871-0.900爆炸下限(V%)：7.45爆炸上限(V%)：1.14危险特性：遇高热、明火、氧化剂有着火、爆炸危险，有麻醉性和毒性。燃烧性：易燃呼吸系统防护：吸入高浓度蒸气能产生眩晕、头痛、恶心、神志不清等症状。其他防护：规格：（GB3059-82）加工用粗苯，沸程18
11、0前馏出量93%；溶剂用粗苯，沸程，75前馏出量3%，180前馏出量91%。馏程75-180。其他参见苯。根据不同的杂质，苯加氢工艺采用不同的方法将其去除。根据不同的杂质，苯加氢工艺采用不同的方法将其去除。 因为其沸点较高，在因为其沸点较高，在150150以上，可通过脱重组分塔简单蒸馏脱除以上，可通过脱重组分塔简单蒸馏脱除，主要进入重苯馏分。，主要进入重苯馏分。CnH2n +H2CnH2n+2 NiMo（Ni-MoNi-Mo催化剂）催化剂）反应方程式如下：反应方程式如下：通过通过主反应器脱硫主反应器脱硫反应去除。反应方程式如下：反应去除。反应方程式如下：C4H2S+4H2C4H10+H2SCo
12、Mo（Co-MoCo-Mo催化剂）催化剂）含有不饱和键，利用含有不饱和键，利用预反应器加氢预反应器加氢生成饱和物脱除。生成饱和物脱除。 因为其沸点较高，在因为其沸点较高，在150150以上，可通过脱重组分以上，可通过脱重组分塔简单蒸馏去除，主要进入重苯馏分。塔简单蒸馏去除，主要进入重苯馏分。 通过通过主反应器脱氮主反应器脱氮反应去除。反应方程式如下：反应去除。反应方程式如下：C6H7N+H2C6H6+NH3CoMo（Co-MoCo-Mo催化剂）催化剂）通过通过主反应器脱氧主反应器脱氧反应去除。反应方程式如下：反应去除。反应方程式如下：C6H6O+H2C6H6+H2OCoMo（Co-MoCo-M
13、o催化剂）催化剂）成份H2O2N2CH4 CO CO2 C2H6 C2H4含量V%59.150.274.09 21.05 8.93 3.69 0.632.1899.99H2S924mg/Nm3C2H61.14mg/Nm3C2H44.37mg/Nm3焦油+粉尘0.4mg/Nm3萘50mg/Nm32 2、煤气中杂质的含量、煤气中杂质的含量 煤气中杂质的含量直接影响到煤气压缩机的使用时间和吸附剂的使用寿命，另外直接影响到氢气的纯度。下表是煤气中对杂质含量的要求：3 3、甲醇弛放气甲醇弛放气压力：5.2Mpa温 度：环境温度流 量： 1100.00Nm3/h成份成份H2N2CH4COCO2含量V%57
14、.8916.256.4813.965.0899.984 4、产品氢气及解析气、产品氢气及解析气产品氢气组成：H299.9(v%)，O210PPmv，CO+CO210PPm，全硫0.5PPmwt，H2O含量30ppm，NH3-N：0.5mg/Nm3，氯：0.1mg/ Nm3产品压力：1.2MPa（G）温度：40流量： 600Nm3/h，解吸气温度：40压力：0.02Mpa（G） 流量：原料气为焦炉煤气时： 流量：720.6Nm3/h原料气为甲醇弛放气时： 流量：478.5Nm3/h5 5、流程框图流程框图脱硫预处理 压缩干燥脱氧PSA解析气焦炉煤气产品氢气甲醇驰放气6 6、工艺说明、工艺说明装置
15、分为4个主要工艺过程：脱硫工序、压缩预处理工序、变压吸附工序和脱氧干燥工序。（1）脱硫工序从界外来的焦炉煤气在压力5KPa、常温下进入脱硫器脱除硫化氢和焦油。脱硫器内装脱硫剂，采用干法脱硫。脱硫器共1台，脱硫剂吸附饱和后一次性更换。（2）压缩预处理工序脱硫后的焦炉气经压缩机增压到1.35 MPa后，经除油器除去压缩所带的油，再进入预处理器，进一步脱除其中的烷烃、芳烃、硫化物等，得到符合变压吸附原料气要求的净化气。预处理后的焦炉煤气进入变压吸附工序。本工序由1台压缩机、2台预处理器、1台解吸气加热器、13台程序控制阀和一系列手动阀组成。2台预处理器并联操作，交替轮换使用，通过程序控制阀来实现。再
16、生时，解吸气经加热器加热到150左右对预处理器进行再生，再用常温解吸气冷吹降温，冷吹解吸气和再生的解吸气经再生冷却器降温后进入解吸气管网。（3）变压吸附工序 预处理气进入变压吸附系统，获得氢纯度99.9%的半产品气，还含有部分氧气，需进入脱氧干燥工序除去氧气。解吸气作为预处理工序再生气和冷吹气。装置主程序采用5-1-3/P工艺，主要由5台吸附塔，1台解吸气缓冲罐和31台程控阀及一些手阀组成。5-1-3/P工艺的特点是任何时刻总有1个吸附塔处于吸附状态，进行3次均压，顺放冲洗再生。（4）脱氧干燥工序由PSA来的半产品气经脱氧和干燥的得到H299. 9%的合格产品氢气,送出界外. 来自界外的来自界
17、外的甲醇驰放气甲醇驰放气在界区内由压力在界区内由压力5.2MPa5.2MPa经降压至经降压至1.3 MPa 1.3 MPa 经经TSATSA进入进入PSAPSA系统，采用系统，采用5-1-3/P5-1-3/P工艺，从吸附塔顶部得到合格的产品氢气，工艺，从吸附塔顶部得到合格的产品氢气，不经脱不经脱氧和干燥后直接送出界外供使用。氧和干燥后直接送出界外供使用。 加氢装置异常情况下，考虑氢气进入排空系统，加氢装置异常情况下，考虑氢气进入排空系统，并能调控。并能调控。 1 1）、预处理工序说明）、预处理工序说明 预处理系统由一台甲醇分离器、两台预处理塔、一台加热器组成。预处理预处理系统由一台甲醇分离器、
18、两台预处理塔、一台加热器组成。预处理塔共有两台，其中一台处于吸附脱油、脱萘状态，一台处于再生状态。当预处塔共有两台，其中一台处于吸附脱油、脱萘状态，一台处于再生状态。当预处理塔吸附焦油和萘饱和即切入再生过程，预处理塔的再生步骤如下：理塔吸附焦油和萘饱和即切入再生过程，预处理塔的再生步骤如下：a)a)降压过程（简称逆放）降压过程（简称逆放） 预处理塔逆着吸附方向卸压，气体排至火炬系统。预处理塔逆着吸附方向卸压，气体排至火炬系统。b)b)加热脱附杂质（简称加热）加热脱附杂质（简称加热） 用用PSAPSA工序副产的解吸气经加热至工序副产的解吸气经加热至120-140 120-140 后逆着吸附方向吹
19、扫吸附层，后逆着吸附方向吹扫吸附层，使萘、焦油、使萘、焦油、NH3NH3、H2SH2S及其它芳香族化合物在加温状态下得以脱附，再生及其它芳香族化合物在加温状态下得以脱附，再生后的解吸气排至火炬系统。后的解吸气排至火炬系统。C)C)冷却吸附剂（简称冷却）冷却吸附剂（简称冷却） 脱附完毕后，停止加热再生气，继续用常温再生气逆着吸附方向吹扫吸附脱附完毕后，停止加热再生气，继续用常温再生气逆着吸附方向吹扫吸附床层，使之冷却到吸附温度，吹冷后的解吸气排至火炬系统。床层，使之冷却到吸附温度，吹冷后的解吸气排至火炬系统。d)d)升压过程（简称升压）升压过程（简称升压） 用经吸附过的净化煤气逆着吸附方向将预处
20、理塔加压至吸附用经吸附过的净化煤气逆着吸附方向将预处理塔加压至吸附 压力，至此预处理塔开始又一轮吸附压力，至此预处理塔开始又一轮吸附。 预处理工序流程简图预处理工序流程简图分分离离器器预预处处理理塔塔预预处处理理塔塔加热器加热器解解吸吸气气罐罐 2 2）变压吸附工序）变压吸附工序 变压吸附工序由五个吸附塔组成，其中一个吸附塔始终处于进料吸附状态，变压吸附工序由五个吸附塔组成，其中一个吸附塔始终处于进料吸附状态，其工艺过程由吸附、三次均压降压、顺放、逆放、冲洗、三次均压升压和产品其工艺过程由吸附、三次均压降压、顺放、逆放、冲洗、三次均压升压和产品最终升压等步骤组成，具体工艺过程如下：经过预处理后
21、的焦炉煤气自塔底进最终升压等步骤组成，具体工艺过程如下：经过预处理后的焦炉煤气自塔底进入吸附塔中正处于吸附工况的吸附塔，在吸附剂选择吸附的条件下一次性除去入吸附塔中正处于吸附工况的吸附塔，在吸附剂选择吸附的条件下一次性除去氢以外的绝大部分杂质，获得纯度大于氢以外的绝大部分杂质，获得纯度大于99.5%99.5%的粗氢气，从塔顶排出送净化序。的粗氢气，从塔顶排出送净化序。吸附剂的再生过程依次如下：吸附剂的再生过程依次如下：a. a. 均压降压过程。均压降压过程。 本流程共包括了三次连续的均压降压过程本流程共包括了三次连续的均压降压过程b. b. 顺放过程。顺放出来的氢气放入顺放气缓冲罐中混合并储存
22、起来，用作吸顺放过程。顺放出来的氢气放入顺放气缓冲罐中混合并储存起来，用作吸附塔冲洗的再生气源。附塔冲洗的再生气源。c. c. 逆放过程。逆着吸附方向将吸附塔压力降至接近常压，此时被吸附的杂质逆放过程。逆着吸附方向将吸附塔压力降至接近常压，此时被吸附的杂质开始从吸附剂中大量解吸出来，解吸气送至解吸气缓冲罐用作预处理系统开始从吸附剂中大量解吸出来，解吸气送至解吸气缓冲罐用作预处理系统的再生气源。的再生气源。d. d. 冲洗过程。逆放结束后，为使吸附剂得到彻底的再生，用顺放气缓冲罐中冲洗过程。逆放结束后，为使吸附剂得到彻底的再生，用顺放气缓冲罐中储存的氢气逆着吸附方向冲洗吸附床层，将杂质冲洗出来。
23、储存的氢气逆着吸附方向冲洗吸附床层，将杂质冲洗出来。e. e. 均压升压过程。在冲洗再生过程完成后，用来自其它吸附塔的较高压力氢均压升压过程。在冲洗再生过程完成后，用来自其它吸附塔的较高压力氢气依次对该吸附塔进行升压，这一过程与均压降压过程相对应，本流程共气依次对该吸附塔进行升压，这一过程与均压降压过程相对应，本流程共包括了连续三次均压升压过程。包括了连续三次均压升压过程。f. f. 产品气升压过程。为了使吸附塔可以平稳地切换至下一次吸附并保证产品产品气升压过程。为了使吸附塔可以平稳地切换至下一次吸附并保证产品纯度在这一过程中不发生波动，需要通过升压调节阀缓慢而平稳地用产品纯度在这一过程中不发
24、生波动，需要通过升压调节阀缓慢而平稳地用产品氢气将吸附塔压力升至吸附压力。氢气将吸附塔压力升至吸附压力。 五个吸附塔交替进行以上的吸附、再生操作五个吸附塔交替进行以上的吸附、再生操作( (始终有一个吸附塔处于吸附状始终有一个吸附塔处于吸附状态态) )即可实现气体的连续分离与提纯。即可实现气体的连续分离与提纯。 变压吸附工序流程简图变压吸附工序流程简图吸吸附附塔塔吸吸附附塔塔吸吸附附塔塔吸吸附附塔塔吸吸附附塔塔顺顺放放气气罐罐 3 3）净化工序）净化工序 从变压吸附工序来的氢气是含有少量氧气的粗氢气，纯度尚达不从变压吸附工序来的氢气是含有少量氧气的粗氢气，纯度尚达不到要求，需要净化。粗氢气净化是
25、首先进入脱氧塔，在其中装填的到要求，需要净化。粗氢气净化是首先进入脱氧塔，在其中装填的新型常温脱氧催化剂的催化下，氢气中微量的氧和氢反应生成水，新型常温脱氧催化剂的催化下，氢气中微量的氧和氢反应生成水，然后经冷却器冷却至常温，经干燥后的产品氢即可达到纯度然后经冷却器冷却至常温，经干燥后的产品氢即可达到纯度99.99%99.99%、其中其中O25ppmO25ppm的要求的要求。净化工序流程简图加热器加热器脱脱氧氧塔塔冷却器冷却器水水分分离离器器六、主装置区简述六、主装置区简述 粗苯经脱重组分塔脱除粗苯经脱重组分塔脱除C9 C9 及以上重组分，再经换热及三级蒸发及以上重组分，再经换热及三级蒸发后，
26、进行两级加氢处理后，进行两级加氢处理( (预加氢和加氢净化预加氢和加氢净化) )，反应所需的补充氢由，反应所需的补充氢由焦炉煤气焦炉煤气PSA PSA 制氢单元提供。粗苯加氢所产生的含制氢单元提供。粗苯加氢所产生的含H2S H2S 气体经稳定气体经稳定塔分离出来，送出装置。经加氢处理后的产品三苯馏份塔分离出来，送出装置。经加氢处理后的产品三苯馏份(BTXS)(BTXS)送往送往萃取精馏单元，非芳烃在萃取精馏塔中从萃取精馏单元，非芳烃在萃取精馏塔中从BTXS BTXS 馏份中分离出来，馏份中分离出来，作为非芳烃副产品送往罐区，作为非芳烃副产品送往罐区，BTXS BTXS 馏份经白土吸附后进入苯塔
27、蒸馏份经白土吸附后进入苯塔蒸馏，塔侧线分离出产品苯送往罐区。塔釜甲苯及二甲苯等馏份送入馏，塔侧线分离出产品苯送往罐区。塔釜甲苯及二甲苯等馏份送入甲苯塔，塔顶分离出产品甲苯送往罐区。塔釜甲苯塔，塔顶分离出产品甲苯送往罐区。塔釜XS XS 馏份送入二甲苯馏份送入二甲苯塔，塔顶轻组分（塔，塔顶轻组分（C8-C8-）、塔底重组分（）、塔底重组分（C8C8）从）从XS XS 馏份中分离出馏份中分离出来，侧线采出混合二甲苯，轻组分、重组分和混合二甲苯被送往罐来，侧线采出混合二甲苯，轻组分、重组分和混合二甲苯被送往罐区。年加工粗苯区。年加工粗苯1010万吨，年产纯苯万吨，年产纯苯6974469744吨左右，
28、甲吨左右，甲1510415104吨左右，吨左右，二甲苯约二甲苯约51045104吨，另外还有重苯吨，另外还有重苯676676吨、非芳烃吨、非芳烃24162416吨、吨、C9C9及及C824C824吨。本工艺主装置区共分为两个单元，加氢单元和萃取精馏单元。吨。本工艺主装置区共分为两个单元，加氢单元和萃取精馏单元。七、加氢单元介绍七、加氢单元介绍加氢精制部分是通过两级加氢反应脱除粗苯原料中的杂质，包括原料预分离、加氢反应、加氢油稳定部分。1 1、原料预分离、原料预分离 自罐区粗苯泵送来的粗苯原料经原料过滤器（FI-1101A/B）、主反应产物/脱重组分塔进料换热器（E-1101）换热（77）后进入
29、脱重组分塔（C-1101），该塔为减压操作（0.05MPaA），粗苯原料在塔中进行轻、重组分的分离，塔顶气体（72）经脱重组分塔顶冷凝器（E-1102）冷凝冷却（43）后进入脱重组分塔顶回流罐（V-1101），不凝气和漏入系统空气经真空机组(X-1101)排放至火炬系统，冷凝后的液体经脱重组分塔塔顶泵（P-1101A/B）一部分送至脱重组分塔（C-1101）顶回流，一部分送入加氢进料缓冲罐（V-1102），该罐采用氮气气封，罐中液体经加氢进料泵（P-1104A/B）送入轻苯预热器（E-1105）。塔底重苯（175）经脱重组分塔底泵（P-1103A/B）送至脱重组分塔底冷却器（E-1104A/B
30、）冷却(90)后送往罐区。 脱重组分塔底设置脱重组分塔底重沸器（E-1103A/B）和强制循环的脱重组分塔底循环泵（P-1102A/B），热源采2.2MPa(G)饱和蒸汽，蒸汽凝液经脱重组分塔蒸汽凝液罐(V-1103)，集中排放至装置内公用工程单元的蒸汽凝液收集罐（V-1305）。脱重组分塔共设50 块浮阀塔板。塔顶压力通过真空泵（XP-1101）出口补气量进行调节；重沸器管程出口温度通过控制加热蒸汽量来调节；塔釜液位通过重苯采出量控制；塔顶回流量通过流量控制。过过滤滤器器预热器预热器脱脱重重塔塔加加热热器器冷凝器冷凝器回流槽回流槽真空系统真空系统粗苯粗苯去加氢系统去加氢系统重苯去罐区重苯去罐
31、区2 2、反应部分、反应部分 反应原料在轻苯预热器（E-1105）中与主反应产物进行换热(110)后部分汽化，部分汽化的轻苯进入轻苯蒸发器（E-1106 AC）与主反应产物进行换热进一步汽化，同时在混合器（J-1101 A）中与循环氢压缩机来的循环气混合。轻苯经三级蒸发后(175)，送入蒸发塔混合器（J-1102）与塔底来的物料混合后进入蒸发塔重沸器（E-1107），进一步汽化后进入蒸发塔（C-1103）；塔底热源采用2.2MPa(G)饱和蒸汽，蒸汽凝液经蒸发塔底蒸汽凝液罐(V-1105)，集中排放至装置内公用工程单元的蒸汽凝液收集罐（V-1305）。蒸发塔汽相经主反应产物/预反应进料换热器（
32、E-1108），与主反应产物换热至反应温度（初期190、末期208）进入预反应器（R-1101）底部，通过催化剂床层逆流向上，双烯烃、苯乙烯、二硫化碳等在催化剂的作用下进行加氢脱除和饱和，由于该反应属放热反应，进入预反应器的温度可通过主反产物与预反进料换热的量来控制。 在预反应器内进行如下反应：1 1）烯烃等不饱和物的加成反应。）烯烃等不饱和物的加成反应。 CnH2n+H2CnH2n+2C6H5C2H3+H2C6H5C2H5NiMoNiMo2 2）含硫化合物的加氢脱硫反应：）含硫化合物的加氢脱硫反应： CS2+4H2CH4+2H2SNiMo 预反应后的预反应产物经主反应产物/预反应产物换热器（
33、E-1109）、主反应器进料加热炉（H-1101），升温至主反应温度（初期280、末期341）后进入主反应器（R-1102）顶部。物料气体通过催化剂床层流下，在此进行脱硫、脱氮和烯烃加氢反应。反应属放热反应。在主反应器进行如下反应： 。 CnH2n+H2CnH2n+2C6H6+3H2C6H12CoMoCoMo2 2）加氢脱硫反应）加氢脱硫反应： C6H7N+H2C6H6+NH3CoMo3 3）加氢脱氮反应）加氢脱氮反应： 4 4）加氢脱氧反应）加氢脱氧反应： 5 5）副反应，芳香烃氢化反应）副反应，芳香烃氢化反应 ： C4H2S+4H2C4H10+H2SCoMoC6H6O+H2C6H6+H2O
34、CoMo 反应器R-1101 和R-1102 内的催化剂在操作周期内会因结焦等因素而失去活性，可使用蒸汽为载体和空气一起进行烧焦的方式再生，使其恢复活性。 主反应产物经E-1109、E-1108、E-1106 CA、E-1105、E-1101、E-1110充分换热后、再经反应产物冷却器（E-1111AB）换热（40）后进入高压分离器（V-1106）进行三相闪蒸分离。 由于反应产物在冷却过程中会有NH4Cl,NH4HS 等盐类物质析出，故在E-1106AC 和E-1105 每台壳程入口管道均设有注脱盐水，根据生产过程具体情况注射脱盐水以防止铵盐结晶沉积。 高分气经主反应产物与循环气换热器（E-1
35、110）换热（62）后进入循环气分液罐（V-1107），高分气换热主要目的是避免循环氢中酸性气及烃类物质冷凝，确保压缩机不带液。 装置加氢反应所需新氢由界外送入新氢压缩机压缩后，进入循环气分液罐（V-1107），与循环氢一起，经循环氢压缩机压缩后，经混合器（J-1101A）与反应进料充分混合。 高分液经稳定塔进料/稳定塔底油换热器（E-1113）换热（127）后进入稳定塔（C-1102），高压分离器（V-1106）水相排入焦化厂焦炉煤气精制系统处理。多段蒸发器多段蒸发器预反应器预反应器加热炉加热炉主反应器主反应器预蒸发器预蒸发器预反应器预反应器进料预热器进料预热器主反应器主反应器进料预热器进料
36、预热器循环氢气循环氢气预热器预热器粗苯预热器粗苯预热器循环氢循环氢换热器换热器主反应产物主反应产物水冷却器水冷却器气液气液分离罐分离罐新氢压缩机新氢压缩机循环氢气循环氢气压缩机压缩机高压高压分离槽分离槽3 3、稳定塔部分、稳定塔部分 高压分离器的液相经减压后经稳定塔进料/稳定塔底油换热器（E-1113换热后，进入稳定塔（C-1102），稳定塔顶气体（83）经稳定塔顶冷凝器（E-1114）冷凝（62）后进入稳定塔顶回流罐（V-1108），气体经稳定塔顶气冷却器（E-1115）进一步冷却（43），分离一部分冷凝的碳氢化合物后，稳定塔顶气（0.4MPa(G)、43）排至界区，送至焦化厂焦炉煤气精制系
37、统。回流罐中液体经稳定塔顶回流泵（P-1105A/B）升压后回流至稳定塔顶部，水包中积累的部分含硫污水与高压分离器的含硫污水一起排至焦化厂焦炉煤气精制系统处理。 稳定塔底BTXS 馏份（164）经稳定塔进料/稳定塔底油换热器（E-1113和稳定塔底油冷却器（E-1117AB）冷却（43）后送至萃取精馏单元。稳定塔底重沸器（E-1116）热源采用2.2MPa(G)饱和蒸汽，蒸汽凝液经稳定塔底蒸汽凝液罐（V-1109）集中排放至装置内公用工程单元的蒸汽凝液闪蒸罐（V-1305）。 稳定塔共设30 块浮阀塔板。塔顶压力通过酸性气外排量进行调节；塔灵敏板温度通过控制加热蒸汽量来调节；塔釜液位通过塔釜采
38、出量控制；回流槽液位由回流量控制进行全回流。稳定塔流程图进料预热器进料预热器稳稳定定塔塔一级冷凝一级冷凝二级冷凝二级冷凝回流槽回流槽加加热热器器BTXS去萃取精馏系统去萃取精馏系统废废气气排排放放 环丁砜萃取精馏工艺是使用环丁砜作为选择性溶剂的萃取精馏工艺。此工艺可用于从混合烃中提取高纯度芳香烃。加氢油BTXS 送入萃取精馏塔，在溶剂的作用下通过萃取精馏直接分离非芳烃。萃取精馏塔塔底富溶剂送入溶剂回收塔，通过减压精馏将芳烃与溶剂分离，芳烃从塔顶采出，经白土吸附后，分别经苯塔、甲苯塔、二甲苯塔分离高纯度苯、甲苯和混合二甲苯。塔底贫溶剂则送至萃取精馏塔循环使用。 萃取精馏工艺由萃取精馏和芳烃精制两
39、部分组成。八、萃取精制部分八、萃取精制部分萃萃取取精精馏馏塔塔回回收收塔塔 贫溶剂 BTXS 非芳烃 富溶剂白白土土罐罐白白土土罐罐 BTXS至苯塔萃取精馏1、萃取精馏部分工艺说明 在芳烃萃取精馏部分，通过用萃取剂萃取精馏将高纯度的芳烃与非芳烃分离。来自萃取精馏进料缓冲罐(V-1201)的C5C8 馏份经萃取塔进料/贫溶剂换热器(E-1201)与贫溶剂换热后，通过流量控制送入萃取精馏塔(C-1201)中部。来自溶剂回收塔的贫溶剂经一系列换热器回收热量后，进入贫溶剂水冷器（E-1202），控制该换热器侧流将贫溶剂温度调至115，贫溶剂通过溶剂过滤器(FI-1201)除去机械杂质后进入萃取精馏塔上
40、部。调整贫溶剂流量，维持溶剂/进料比例。在环丁砜选择性作用下，实现芳烃与非芳的分离。萃取精馏塔顶部蒸出的非芳烃 (94,80kPaG)经萃取塔冷凝器(E-1203)冷凝，冷凝物进入萃取塔回流罐(V-1202)，少量水将从回流罐分水包中分离至回收塔水泵(P-1205A/B)入口作为回收塔脱除蒸汽。非芳烃经萃取精馏塔回流泵（P-1202A/B）部分作为回流至萃取精馏塔，部分作为副产品送至罐区。萃取精馏塔底富溶剂经富溶剂泵(P-1203 A/B)经流量控制后送入溶剂回收塔(C-1202)中部。萃取精馏塔塔顶压力通过萃取塔回流罐放空气控制阀和补氮控制阀的分程控制实现。萃取塔重沸器(E-1204)热源采
41、用2.2MPa(G)饱和蒸汽，蒸汽凝液经萃取塔蒸汽凝液罐(V-1215)，集中排放至装置内公用工程单元的蒸汽凝液收集罐（V-1305）。另外，还设计了一个中间重沸器(E-1222)以增强萃取精馏塔去除非芳烃的效果。热源采用低压蒸汽。溶剂的PH 值通过向系统中注入单乙醇胺来控制。设计了消泡系统以避免萃取精馏塔起泡沫，将含有5%消泡剂的甲苯溶液注入贫溶剂中，消泡剂的量控制在13mg/kg 贫溶剂。 萃取精馏塔共设87 块浮阀塔板。塔顶压力通过萃取塔回流罐放空气量和补氮量分程控制；灵敏板温度通过贫溶剂温度串级控制，以保证芳烃纯度，将塔顶芳烃损失最小；塔釜液位通过富溶剂采出量控制；塔顶回流通过流量控制
42、。 脱除非芳后的芳烃在回收塔(C-1202)中与贫溶剂分离，此塔在真空下操作，其真空度靠真空机组(X-1201)实现。由于溶剂与芳烃沸点相差很大，此分离非常容易进行，且能耗最小。芳烃(62,50kPaA)自塔顶蒸出，经回收塔冷凝器(E-1205)冷凝冷却(40)后。进入回收塔回流罐(V-1203)，在此水与芳烃分离。水经回收塔水泵（P-1205A/B）将水自回流罐水包送入贫溶剂/汽提水换热器（E-1207），在此水被汽化后进入溶剂再生罐。芳烃通过回收塔回流泵(P-1204A/B)回流至塔顶，部分经白土罐进料泵（P-1207A/B）增压后至白土罐换热器。塔釜贫溶剂经贫溶剂泵（P-1206A/B）
43、小部分送至溶剂再生罐(V-1214)再生，其余进行热交换后循环至萃取精馏塔。回收塔重沸器(E-1206) 热源采用2.2MPa(G)饱和蒸汽，蒸汽凝液经回收塔蒸汽凝液罐(V-1216)，集中排放至装置内公用工程单元的蒸汽凝液收集罐（V-1305）。 回收塔共设34 块浮阀塔板。塔顶压力通过真空机组（X-1201）出口补气量进行调节；重沸器出口温度通过控制加热蒸汽量来调节；塔顶回流通过流量控制；回流槽液位由白土罐进料量控制。芳烃精制苯苯塔塔甲甲苯苯塔塔二二甲甲苯苯塔塔BTXS纯苯甲苯C8-二甲苯C9+TXSXS1、芳烃精制部分工艺说明 芳烃精制部分作用是通过精馏分离出纯苯、甲苯和混合二甲苯，包含
44、白土罐(V-1205A/B)、苯塔(C-1203)、甲苯塔(C-1204)和二甲苯塔(C-1205)。白土吸附的目的是将萃取精馏后的芳烃中，可能含有痕量烯烃及其他杂质进行脱除。这些杂质可能对苯和甲苯产品的酸洗比色测试或中性测试产生负面影响，因此为除去这些痕量杂质，芳烃在进入芳烃精制前先进行白土处理（为了使白土消耗量最小，白土吸附的操作条件170,1.5MPaG)。 来自萃取精馏部分的混合芳烃通过流量控制，经白土罐换热器（E-1209）与白土吸附后的混合芳烃换热，再经白土罐加热器（E-1210）中压蒸汽加热至170。进入白土罐（V-1205A/B），经过吸附处理后的混合芳烃进入苯塔(C-1203
45、)中部。苯产品从第5 块塔盘抽出(98)，进入苯产品冷却器(E-1214)冷却，经苯产品泵送至罐区。产品流量通过第5 块塔盘和第19 块塔盘的温差进行串级控制。塔(97,70kPaG)经苯塔冷凝器(E-1213)冷凝 (50)，进入苯塔回流罐(V-1206)，少量水通过水包送至回收塔水泵(P-1205A/B)，芳烃则全部经苯塔回流泵(P-1210A/B)回流入塔。塔底甲苯和混合二甲苯(144)用泵(P-1209A/B)送入甲苯塔(C-1204)中部。塔顶压力(70kPaG)通过回流罐放空气流量和补氮量分程控制来实现。有两台重沸器为苯塔提供热量。苯塔溶剂重沸器（E-1211）使用热的贫溶剂(17
46、6)作为热源以回收贫溶剂热量。所需其余热量由苯塔重沸器（E-1212）提供，其热源采用2.2MPa(G)饱和蒸汽，蒸汽凝液经苯塔蒸汽凝液罐(V-1217)，集中排放至装置内公用工程单元的蒸汽凝液收集罐（V-1305）。 苯塔共设60 块浮阀塔板。塔顶压力通过苯塔回流罐放空气量和补氮量分程控制实现；塔釜热负荷通过加热蒸汽量来控制；塔釜液位通过塔釜采出量控制；塔顶回流通过流量控制。 自甲苯塔釜来的甲苯和混合二甲苯(144)进入甲苯塔（C-1204），塔顶甲苯(130,70kPaG)经甲苯塔冷凝器(E-1215)冷凝(40)后。进入甲苯塔回流罐(V-1207)。经甲苯回流泵(P-1211A/B)部分
47、回流入塔，部分作为产品送至罐区。甲苯塔底物流(171)经甲苯塔釜液泵（P-1212A/B）送至二甲苯塔(C-1205)中部以脱出少量重芳烃及其他杂质。甲苯塔重沸器(E-1216) 热源采用2.2MPa(G)饱和蒸汽，蒸汽凝液经甲苯塔蒸汽凝液罐(V-1218)，集中排放至装置内公用工程单元的蒸汽凝液收集罐（V-1305）。 甲苯塔共设54 块浮阀塔板。塔顶压力通过苯塔回流罐放空气量和补氮量分程控制实现；塔釜热负荷通过加热蒸汽量来控制；塔釜液位通过塔釜采出量控制；回流槽液位通过回流量控制。 自甲苯塔底来的二甲苯进入二甲苯塔(C-1205)中，塔顶C8-(131,70kPaG)经二甲苯塔冷凝器(E-
48、1217)冷凝(70)后，进入二甲苯塔回流罐(V-1208)。经二甲苯塔回流泵（P-1213A/B）部分回流入塔，部分作为副产品C8-馏份采出至罐区。产品二甲苯(165)从塔第20 块塔盘抽出，经二甲苯冷却器(E-1220)冷却(40)，经二甲苯产品泵(P-1221A/B)送至罐区。二甲苯塔底副产品C8 (174)，用二甲苯釜液泵（P-1214）经二甲苯塔釜液冷却器（E-1219）冷却(40)后送至罐区。重沸器(E-1218) 热源采用2.2MPa(G)饱和蒸汽，蒸汽凝液经二甲苯塔蒸汽凝液罐(V-1219)，集中排放至装置内公用工程单元的蒸汽凝液收集罐（V-1305）。 二甲苯塔共设60 块浮
49、阀塔板。塔顶压力通过二甲苯塔回流罐放空气量和补氮量分程控制实现；塔釜热负荷通过加热蒸汽量来控制；塔釜液位通过塔釜采出量控制；塔顶回流通过流量控制。原料来源：原料来源： 煤气精制厂的焦化粗苯煤气精制厂的焦化粗苯 焦油萘装置的脱酚轻油焦油萘装置的脱酚轻油 原料质量：原料质量：原料组成：原料粗苯的组成原料组成：原料粗苯的组成 (wt%) (wt%) 项目C5C6C7C8苯甲苯二甲苯乙苯苯乙烯C9组成0.150.171.100.2070.0012.042.930.111.0412.25项目单位物化性质总硫wtppm3602max总氮wtppm1950max总氯wtppm10溴价g/100ml13.4初
50、馏点78.990wt%馏出温度180密度（20）g/l880900碘价g/100ml2.4焦焦油油萘萘装装置置的的脱脱酚酚轻轻油油 甲苯质量标准（甲苯质量标准（Q/BQB 034-2004Q/BQB 034-2004） 指标名称指标名称单位单位指标指标优等品优等品合格品合格品颜色颜色(铂铂-钻钻)不大于不大于20密度密度(20)g/cm30.864-0.868酸洗比色酸洗比色gK2Cr2O7/l不深于不深于0.15不深于不深于0.20非芳烃非芳烃wt%不大于不大于0.25不大于不大于1.5苯苯wt%不大于不大于0.10C8芳烃芳烃wt%不大于不大于0.10蒸馏范围蒸馏范围,包括包括110.6(
