焦化粗苯加氢精制生产操作经验

第32卷第11期 2009年“月 颇五亿工 VoL32No．IINove．20D9 焦化粗苯加氢精制生产操作经验 刘国亮 (石家庄焦化集团有限责任公司，河北石家庄050031) 【摘要】叙述了苯加氢装置实践操作的一些经验。 【关键词】粗苯；加氢：萃取精馏 【中图分类号】TQ522．62 【文献 标识 采样口标识规范化 下载危险废物标识 下载医疗器械外包装标识图下载科目一标识图大全免费下载产品包装标识下载 码】B [文章编号】1003—5095(2009)11-0043-03 1粗苯加氢工艺 石家庄焦化集团的粗苯加氢精制装置由六部分 组成：PSA制氢单元、粗苯预处理催化加氢单元、预蒸 馏及热油单元、萃取蒸馏单元、二甲蒸馏单元、油库单 元。 1．1制氢单元 焦炉煤气经煤气压缩机压缩至1．7好a，在预处 理单元除去气体中携带的机油及使分子筛中毒的有 害组分，送至变压吸附单元。在此，除氢气外其他组分 均被吸附，得到纯度为99．5％的氢气，经缓冲槽进入 脱氧、干燥工序；氢气中含有的微量氧及脱氧后产生 的水在此工序除去，得到纯度为99．99％的氢气送至 加氢单元，多余氢气和解吸气送回荒煤气系统。 1．2粗苯预处理和催化加氢单元 粗苯经油库粗苯原料泵送入预处理塔，塔顶轻苯 进入加氢缓冲槽，塔底重苯送到煤气净化分厂焦油加 工。轻苯经高速泵加压进入预蒸发器和多段蒸发器， 和循环氢气混合后加热蒸发，变成蒸气后进入预反应 器。在预反应器内，双烯烃、苯乙烯、二硫化碳在催化 剂Ni-Mo作用下被加氢饱和，气体混合物从预反应器 顶部离去。从预反应器顶部出来的气体混合物经反应 器换热器被主反应物流加热后，再经主反应器加热炉 加热到主反应器所需的入口温度(290"-'350℃)，从 主反应器顶部进入，经过Co-Mo催化剂床层向下流 动，在此发生原料脱硫、脱氮和烯烃饱和反应，从主反 应器底部出来的加氢气体经过一系列换热最后冷却 到40℃进入高压分离器。从分离器分离出的气相作 为循环气体经循环气体预热器及循环气体撞击分离 器到循环气体压缩饥，被加压至2．8MPa送至反应部 【收稿日期]2009-06-05 【作者简介】刘国亮(1981-)，男，助理 工程 路基工程安全技术交底工程项目施工成本控制工程量增项单年度零星工程技术标正投影法基本原理 师，主要从事苯精 制生产及工艺管理工作。 分预蒸发器及循环气体加热器。液相经加热进入稳定 塔，提取出溶解在液相中的气体，气体从塔顶排出，通 过管道送至焦炉煤气系统。塔底产品加氢油从塔底排 出，送到预蒸馏单元的加氢油缓冲槽。 1．3预蒸馏及导热油单元 加氢油经加氢油原料泵，送到预蒸馏塔，预蒸馏 塔顶BT馏份气体作为汽提塔重沸器的加热介质，空 冷器冷凝多余BT馏份，冷凝后的BT馏份收集在回流 槽。回流液由回流泵送到预蒸馏塔顶部，多余的BT馏 份送到油库BT馏份槽。塔底XS馏份经换热送到油库 XS馏份贮槽或二甲蒸馏单元的蒸馏釜(联料时)。 导热油系统为粗苯加氢精制整个工艺装置提供 热量，导热油是一个封闭的循环系统。导热油加热炉 是用煤气加热，配有空气风机、空气预热器及烟囱。为 了避免不纯物，如苯、灰尘等在热油炉烧嘴处影响煤 气的燃烧状况，在煤气管线上设有煤气缓冲槽。导热 油系统放空时，导热油可以放到地下热油缓冲槽，需 注油时经注油泵填满整个热油系统。加热时导热油的 膨胀可以由热油膨胀槽来补偿。 1．4萃取蒸馏单元 BT馏份从油库BT贮槽经BT馏份泵送到萃取蒸 馏塔中部，萃取剂从萃取蒸馏塔的顶部加入，蒸发的 气体含有的非芳烃、少量芳烃和微量萃取剂从萃取蒸 馏塔顶部离开进入溶剂回收塔，非芳烃从塔顶离开进 入回流槽，经回流泵一部分作为塔顶回流，一部分作 为产品送入油库非芳烃储槽。塔底介质经塔底泵抽出 间歇送到萃取蒸馏塔中部。萃取蒸馏塔底部产品(富 溶剂)进入汽提塔，在汽提塔纯芳烃从萃取剂中汽提 出来，纯芳烃蒸气从汽提塔塔顶离开，冷却后进入回 流槽，经回流泵一部分进塔顶打回流，多余部分送至 BT分离塔，进一步分离为苯和甲苯产品。塔底产品高 纯甲苯送至油库高纯甲苯贮罐，塔顶高纯苯一部分进 万方数据 河北化工 第11期 塔顶作为回流液，多余的部分送入油库高纯苯贮罐。 1．5二甲蒸馏单元 XS馏份从油库XS馏份储槽经泵送至二甲蒸馏 釜，蒸馏釜用导热油间接加热，蒸馏釜的蒸发气体进 入二甲蒸馏塔，首先采出前馏份产品，然后出二甲苯 产品，最后是溶剂油和二甲苯残油产品。 1．6油库单元 负责原料、中间产品及成品的出入库工作。 1．7排放系统 所有设备、机器、管线的放空均与碳氢(Cm放空 系统相联接，送入地下放空槽经液下泵送到油库原料 储槽。所有塔、槽放散气体，以及安全阀释放的气体， 经放散槽送到煤气系统。液体经泵送到加氢单元粗苯 缓冲槽或油库。烃类放空至地槽，送回油库。 2操作经验 2．1加氢单元 加氢单元操作首先要保证原料(粗苯)／循环气 比例，该比例为每吨粗苯原料对应800ma循环气，当 粗苯原料有变化时循环气量应注意随之改变，但循环 气量不能过小，据经验最好不低于3800m3／h，否则 会影响加氢质量， 表 关于同志近三年现实表现材料材料类招标技术评分表图表与交易pdf视力表打印pdf用图表说话 pdf 现为甲苯和苯的转化率提高；也 会使催化剂表面结焦，表现为反应器压差增大。 设计 领导形象设计圆作业设计ao工艺污水处理厂设计附属工程施工组织设计清扫机器人结构设计 主反应器出口氢气分压为1．8MP8，对应 循环气含氢量大约71％左右，但实际生产中氢气含量 经常大于这一数值，这主要是为了使粗苯中的不饱和 化合物完全反应，相应的芳烃转化率也会增大。据长 期统计，加氢油中甲基环己烷的含量比粗苯中含量大 约增加50％，占原料总量约O．4％左右，说明操作是可 行的。 加氢单元不仅要考虑加氢的效果，还要保证三苯 (纯苯、甲苯、二甲苯)的收率。在实际生产中加氢部分 操作的核心不是反应器，而是多段蒸发器，粗苯在蒸 发器内完全被蒸发，粗苯和循环气混合汽化效果越 好，反应效果就越好，剩余的少量高沸点残液从底部 排出。实践生产证明，排出量越大对加氢反应越有好 处，但排出量越大，三苯损失量越多，开工阶段残液的 三苯含量经常>4096(设计值为18％)，经过对生产操 作进行摸索，逐渐提高蒸发器底部温度，降低苯损失。 但随着温度的提高蒸发器和其重沸器表面结焦速度 有所增加，针对此现象进行分析后，于2000年5月在 原料中加入了杭州市化工研究所生产的石油抗垢 剂，使用一段时间效果良好，有效地减缓了结焦现象， 多段蒸发器的底温逐渐升高，现在已高于设计值 211℃，反应部分未发现异常现象，残液三苯含量很 少超过20％。值得说明的是，石家庄焦化集团于2006 年增加了粗苯预处理工序，该工序正式投入运行后， 加氢单元的加工原料相对于之前的焦化粗苯原料，轻 组分更多，原料中大量的高沸点重芳烃在预处理工序 被先一步排出。该工序投入运行后，多段蒸发器的底 温比之前有了大幅降低，达到185℃左右，底部排液 量也大大降低。在实际生产过程中，多段蒸发器的底 温是随着原料组成的变化而变化的，因此在加工过程 中，加氢单元的原料(即粗苯预处理工序后的中间产 品)组成应该作为质量控制点，纳入质量控制 规程 煤矿测量规程下载煤矿测量规程下载配电网检修规程下载地籍调查规程pdf稳定性研究规程下载 ，根 据原料组成的变化随时调节多段蒸发器的底温。如果 原料组成三苯含量较高，重组分较少，此时较高的底 温会导致粗苯在再沸器内部汽化，而不是在喷嘴处和 循环气混合后再发生汽化，这种情况是严令禁止的。 在再沸器内部汽化会导致再沸器内部结焦，同时也会 使原料中夹带的固体颗粒或者不溶物在再沸器内部 沉积，从而导致再沸器的堵塞。 在加氢过程中还有一个应该引起重视的环节就 是系统中软水的注入量，加氢反应后会生成一些如 NH4cl、NH挪S等盐类，这些盐类会在冷却后期沉积在 管道和设备表面造成系统很大的压降，因此需定期注 入软水洗去这些盐类，如果这些盐类生成量较大，沉 积也会发生在冷却中期，比如循环器预热器。解决这 一问题的方法就是定期向系统内注入软水来溶解这 些盐，设计为每周注1次水，注入量lt／h，时间为 8h。在开工初期按此要求注水，结果系统压降升高很 快，最高时系统压降达到0．6MP8，经检查确认是系 统中盐类沉积过多，特别是循环气预热器堵塞尤其厉 害，不得已在2000年进行了更换。后来增加了注水 量，由原来的每周1次提高到3次，盐类沉积基本得 到控制，系统压降稳定在一个范围内。特别说明的是 系统中盐类生成的多少是由粗苯中氨含量直接决定 的，所以粗苯的质量指标应该作为一个重要的控制标 准。 2．2预蒸馏单元 预蒸馏黎夥翻劝嘧西篓诈留，塔顶控制压力1．4MP8 (表压)，开工时设计回流比为原料：回流=l：2．2， 随着时间的延长，根据化验结果不断减小回流，灵敏 板温度逐渐降低，在很大程度上减少了加热量，同时 将塔顶蒸气作为萃取精馏单元汽提塔加热介质，节约 了能源。 (下转第49页) 万方数据 第11期 胡琨等：以天然气为原料合成氨生产二氧化碳排放量的计算 ·49· 和液体co各所以，cl=告；p石12；口l=1608t／d； 舻29．12t／d；Xt：99．9996；鼯99．996；舻2。 由罢c求得： ‘一uJ 卢1 葚争=告×暑X1608x99．99％+鲁×等尸1 ×29．12×99．冁：120&17t 所以，S=2750．59-1208．17=1542．42t。 6．4计算运输过程中用燃料排放的CO= 报告期内燃油用量为500／30L-d～，所以S运输=器=0．04t。 6．5C0，直接排放量 S雌=S鲥(磅+SH；1542．42+0．04=1542．46t 6．6 002单位排放量 报告期内合成氨产量为l060t／d。 局=鲁=半导=L46t／t 6．7间接c02排放量 沧州大化用电量为159kW·h／t氨，所以外蚍电力产生的c02：旦}磊蔷粉=101．12t 因沧州大化无外购热力、蒸汽，所以热力、蒸汽用 量为零。 6．8合成氨生产C02排放总量计算 S簟=S雌+Sn=1542．46+101．12=1643．58t TheCalculationofEmissionsofCarbondioxidefortheAmmoniaProductionofNatural GasasRawMaterial IlllKunl，WANGHuil．LIUYu-fen92 (1．ChinaChemicalIndustryGroupCangzhouDahuaCo．，Ltd，Cangzhou061000，China；2．JinniuChemicalsCement Company，Cangzhou061000，China) Abstract：Calculatethecarbondioxideemissionsoftheammoniaplant。byresearchinganddeducingthefor- mulaforcalculatingcarbondioxideemissions· Keywords：greenhouseeffect：naturalgas：formulaforcalculatingcarbondioxideemissions：emiSSir’nreduc— tions 米眯÷眯黼{眯米咪米咪米米咪咪亭；眯亨排米米桊桊桊米桊咪米米糕米咪糕桊米桊米专眯桊米桊米黼糕亨；∈咪 (上接第44页) 2．3萃取精馏单元 萃取精馏塔稳定之后，萃取剂的损失应当很少。 由于萃取精馏塔原料中非芳烃的含量很低，约 如果该塔不正常，非芳烃将会带走很多萃取剂，萃取 296左右，所以在实际操作中应该特SU,J,,tL,，萃取精馏剂损失主要是这个原因。溶剂回收塔虽然能回收部分 塔达到最佳操作状态需要很长时间，一旦稳定之后原 萃取剂，但是萃取精馏塔的波动对它影响很大，在实 料量应该在尽量小的范围内变动。所用的萃取剂胪 践生产中应当加以注意。 甲酰吗啉经过长时间的检验证明具有良好的选择性 汽提塔用来分离萃取剂和纯芳烃。在实践生产中 和稳定性，生产经验证明它一般情况下不会分解，但 调节比较容易，适当地增大了回流量，降低了塔中间 是如果系统中有水存在会影响正常的操作，肛甲酰 温度，现在纯芳烃中基本不含萃取剂。 吗啉能和水在一定条件下形成共沸物，一定温度下 这套装置生产的纯苯、甲苯质量比较好，主要指 胪甲酰吗啉还会分解生成甲酸，影响产品质量，同时 标远远超过了国内石油苯的质量。 造成肛甲酰吗啉不必要的损失，所以应该严格控制 2．4二甲苯及热油单元 水进入萃取精馏系统。 二甲苯系统为简单的间歇蒸馏装置，2001年进 在实际操作中，保持原料和萃取剂的比例是非常 行了改造，实现了前馏份的回配和XS馏份联料，明显 重要的，现在控制在1：5．8，此比例不应经常改变， 提高了甲苯和二甲苯的收率。 否则萃取精馏塔将很难达到最佳操作点。在萃取精馏 整个装置所用的热源由一个双循环导热油加热 塔开工稳定以后i塔顶产品非芳烃中的含苯量应该由 炉提供，所用导热油为T66，通过几年的运行效果比 吸收区温度和塔顶萃取剂进料温度共同调节，为了保 较好，具有加热稳定、热损失少等优点，导热油年损失 证非芳烃能够充分地分离出去，开工初期萃取剂进料 大约5％，值得大力推广。 温度比较高，产品质量合格后应缓慢降低。 万方数据 焦化粗苯加氢精制生产操作经验 作者： 刘国亮 作者单位： 石家庄焦化集团有限责任公司,河北,石家庄,050031 刊名： 河北化工 英文刊名： HEBEI CHEMICAL ENGINEERING AND INDUSTRY 年，卷(期)： 2009，32(11) 引用次数： 0次 相似文献(10条) 1.会议论文 冯秀娟.耿瑞增.李同军 焦化粗苯加氢精制装置加工石油加氢油的探讨 2001 2.期刊论文 郑英峨.蔡锐.赵维彭 加氢粗苯烷烃分离的汽液平衡研究 -煤炭转化2001,24(3) 针对焦化苯加氢油采用N-甲酰吗啉溶剂萃取精馏分离烷烃的需要,在常压和3个温度(65.2 C,72.5 C和79.5 C)下测定了苯-环己烷-NFM、苯-正庚烷- NFM及苯-甲基环己烷-NFM 3个三元体系共9组汽液平衡数据.用NRTL和UNIQUAC模型关联参数.结果表明,两种模型关联汽相组成的平均偏差均小于0.009 4,当溶剂比在2～4之间时,烷烃/苯的相对挥发度达到5.0左右. 3.会议论文 赵刚山 国内第一套5万t/a低温粗苯加氢装置介绍 2001 本文介绍了石家庄焦化厂引进并建成的国内第一套5万t/a低温加氢装置技术,对该装置的组成及工艺流程主要设备及主要技术经济指标作了概述. 4.期刊论文 杨瑞平.Yang Ruiping 粗苯酸洗工艺与加氢工艺的比较 -燃料与化工2006,37(6) 分析了粗苯加工的工艺现状,从工艺流程、产品质量、三废排放、经济效益方面比较了粗苯加氢精制工艺和粗苯酸洗工艺,粗苯加氢精制工艺在产品 收率、产品质量、经济效益及环境保护方面都明显优于酸洗加工工艺,随着市场经济的发展,粗苯精制必将走集中加工之路,广泛采用苯加氢技术势在必行 . 5.期刊论文 吕国志.叶煌.Lu Guozhi.Ye Huang 国内焦化粗苯加工发展趋势 -燃料与化工2006,37(1) 分析了我国焦化粗苯的加工现状,结合苯类产品的市场情况和粗苯的来源,对粗苯加工技术与粗苯加工的发展趋势进行了评述.经比较认为,低温加氢 技术有明显的优势,比较适合中国国情. 6.期刊论文 杜雄伟.凌开成.申峻.DU Xiong-wei.LING Kai-cheng.SHEN Jun 焦化粗苯及其深加工的探讨 -现代化 工2007,27(z1) 介绍了焦化粗苯的组成及其性质,探讨了一些组分的用途,指出加大焦化粗苯研究开发力度的必要性.同时,还介绍了莱托尔法(Litol)、环丁砜法和 KK法等3种典型的粗苯加氢工艺,讨论了相应的加氢工艺过程,指出开发和建立具有自主知识产权的加氢工艺和装置的重要性. 7.期刊论文 赵刚山 5万t/a粗苯低温加氢装置简介 -燃料与化工2002,33(2) 通过对5万t/a粗苯低温加氢装置的工艺流程、加氢机理、萃取蒸馏机理和装置特点的介绍,指出了设计中应注意的几个技术问题及其在国内推广应用 的前景. 8.会议论文 景志林.杨瑞平 粗苯加氢精制工艺技术路线比较与选择 2008 粗苯精制就是以粗苯为原料,经化学和物理等方法除去其中的碳氢化物、硫化氢、氨和水等有害杂质,以便得到可作原料使用的高纯度苯、甲苯、二 甲苯.本文介绍了国内外粗苯加氢精制工艺路线，并就工艺技术路线选择进行浅述. 9.期刊论文 张景婷.王柏春.ZHANG Jing-ting.WANG Bai-chun 包钢粗苯催化加氢精制工艺的选择 -包钢科技 2009,35(3) 文章对目前国内焦化行业粗苯加氢精制工艺进行了比较,并对美国Lyondell公司研制开发的以环丁砜为溶剂的低温加氢工艺(简称环丁砜法)进行了详 细介绍,指出了这一工艺的先进性和创新性. 10.期刊论文 马春旭.王俊文.张林香.刘利辉.刘宏琦.MA Chun-xu.WANG Jun-wen.ZHANG Lin-xiang.LIU Li-hui. LIU Hong-qi 焦化粗苯加氢精制工艺及催化剂研究进展 -应用化工2008,37(11) 论述了焦化粗苯加氢精制的工艺方法及其催化体系,并简单介绍了国内加氢工艺的应用.通过比较不同温度条件的加氢工艺,认为低温法加氢具有设备 投资省、品种多样、操作简便等优点,是较为理想的粗苯加氢精制工艺.当前粗苯精制中应用广泛的催化剂是以Al2O3为载体的Mo钼基催化剂,如何将理论 研究领域的脱硫催化剂更好地应用到粗苯加氢精制行业是发展趋势.国内近年大量上马一批粗苯加氢精制项目,但多引进国外技术,自主开发研究成为迫切 任务. 本文链接：http://d.g.wanfangdata.com.cn/Periodical_hebhg200911018.aspx 下载时间：2010年3月29日