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1、延安石油化工厂 120 万吨/年连续重整20 万吨/苯抽提操作规程I I I 目目 录录 第一章 装置概况 1 第一节 装置简介.1 第二节 工艺流程说明.4 第三节 工艺参数和设计指标11 第二章 工艺原理及影响因素 .26 第一节 工艺原理26 第二节 工艺参数操作对过程影响36 第三节 重整催化剂的水氯平衡45 第三章 装置联锁与控制方案 .48 第一节 控制系统与联锁方案48 第二节 主要控制方案50 第三节 催化剂再生单元控制54 第四章 装置开工方案 .77 第一节 分馏系统油运77 第二节 制氢81 第三节 重整部分开工方案83 第四节 预处理部分的开工91 第五节 再生系统的开
2、工94 第六节 苯抽提部分开工.103 第五章 生产操作及调整 109 第一节 预处理部分.109 第二节 重整部分.115 第三节 催化剂再生部分.133 第四节 苯抽提部分.150 第六章 设备操作法 156 第一节 动设备操作法.156 第二节 静设备操作法.170 第三节 特殊设备操作法.178 延安石油化工厂 120 万吨/年连续重整20 万吨/苯抽提操作规程 II 第七章 装置停工方案 193 第八章 紧急事故预案 200 第一节 事故处理和紧急停工原则.200 第二节 紧急事故处理.201 第三节 公用工程事故处理.205 第四节 防火事故预案.210 第九章 HSE 管理规定.
3、213 第一节 安全规章制度.213 第二节 危险化学品性质危害及防护.218 第三节 环保注意事项.230 第四节 放射源管理及辐射防护.232 第十章 催化剂与化学药剂 240 第一节 催化剂.240 第二节 化学药剂.241 附 录 243 Comment I1: 从使用角度编写 延安石油化工厂 120 万吨/年连续重整20 万吨/苯抽提操作规程 1 1 第一章第一章 装置装置概况概况 第一节第一节 装置简介装置简介 一、概一、概 述述 延安石油化工厂 120104t/a 连续重整装置属于陕西延长石油(集团)公司炼化公 司延安石油化工厂。炼油工程建设项目之一。 重整装置以延安炼油厂常压蒸
4、馏装置提供的低辛烷值直馏石脑油和本项目柴油加 氢精制装置提供的少量石脑油为原料，经过重整反应，生产清洁高辛烷值汽油调和组 分（其 C5 5+ +重整生成油的辛烷值按 RONC102 设计） ，同时生产少量的苯产品，并副产氢 气及液化气；副产的氢气作为柴油加氢、聚丙烯等装置的氢源。本装置重整反应和催 化剂再生部分只购买专利商（UOP）的专利使用权，苯抽提部分由石油化工科学研究院 提供工艺包，所有工程设计全部由中国石化工程建设公司（SEI）完成，除部分专利商 指定的专有设备和国内生产不过关的关键设备外，其余所有设备均按国产考虑。 根据全厂加工总流程安排，连续重整装置的工程设计规模为 120104t
5、/a，由预处 理（单元号 601） 、重整（单元号 602） 、催化剂再生（单元号 603）和苯抽提（单元号 501）四个部分及公用工程（单元号 605）与余热锅炉（单元号 607）部分组成，对应 本装置各部分设计公称规模如下： 预处理部分： 135 万吨/年 重整部分： 120 万吨/年（加氢裂化石脑油 4.39 万吨/年） 催化剂连续再生循环量： 907 公斤/时（2000 磅/时） 苯抽提： 20 万吨/年（苯产量 6.825 万吨/年） 二、装置特点二、装置特点 因原料问题。原料来源管道运输和永平炼油厂车辆运输，因预加氢反应器压力降问题。后再预加氢 前加了除氧塔， （百度可以搜到相关资
6、料） 1、预加氢部分 （1）装置预处理部分采用全馏分加氢即先加氢后分馏，预分馏塔与蒸发塔“合二 为一”的工艺方案，并设拔头油汽提塔，塔底轻石脑油送至重整部分脱丁烷塔与重整 反应生成的 C5 5- -馏分一起分离出液化气。 Comment I2: 具体部位 Comment I3: 具体部位 Comment I4: 因此 2 延安石油化工厂 120 万吨/年连续重整20 万吨/苯抽提操作规程 2 （2）预加氢反应系统采用氢气循环流程，根据全厂氢气管网压力（2.0MPa）情况， 只设循环氢压缩机而不设补充氢增压机，补充氢补入预加氢循环压缩机入口。 （3）为了防止系统在低温部位发生盐类结晶堵塞影响长周
7、期运行，在反应系统中 设有注洗涤水的设施；为了减少检修时间和保证再生后催化剂的活性及减少环境污染， 催化剂再生采用器外再生工艺。 （4）蒸发塔设计可满足重整原料初馏点的调整和脱除石脑油加氢反应物中的 H2S、NH3及 H2O，塔顶为含硫的轻石脑油，塔底为合格的重整原料精制石脑油。含硫的 轻石脑油进入拔头油汽提塔，脱除硫化氢后送入脱丁烷塔，分离液化气。 （5）预加氢原料与产物换热器采用双壳程换热器提高了换热效率，降低了能耗， 减少换热器台数，减少了系统压降。 （6）蒸发塔塔盘采用高效 DJ 型塔盘，在保证分离精度和处理量的同时，减少了 塔板数，降低了塔高、减少了塔径，节省了投资费用。 2、重整部
8、分工艺特点 重整部分的目的是通过重整反应、再接触及稳定工艺过程，生产富含芳烃的高辛 烷值汽油组分和氢气。 （1）采用 UOP 的超低压连续重整工艺，可得到高的 C5+ 液体产率、高的芳烃产率 和氢气产率。反应器采用四台叠置式，反应器内物流为上进上出（中心管上流式） 。 （2）由于全厂产氢多于用氢，故采用重整产氢经循环氢压缩机升压、一级低温再 接触及脱氯后多余部分送至燃料气管网。仅作为本装置预加氢补充氢、催化剂部分还 原用氢和柴油加氢装置用氢送至重整氢压缩机增压和进行二级再接触。 （3）重整反应产物高分油经再接触系统后，进入 602-C-201 脱戊烷塔，塔顶气返 回增压再接触系统，以提高液化石
9、油气回收率。 （4）重整混合进料换热器采用焊板式换热器，可以深度换热，降低能耗，减少系 统压降和占地。 （5）重整进料设置注硫设施，以调节进料适宜的含硫量。 （6）重整反应加热炉采用“四合一”箱式加热炉，U 型低压降 Cr9Mo 炉管，低 NOx 燃烧器。对流段设有 3.5MPa 蒸汽发生系统，加热炉热效率可达 90% 以上。 （7）循环氢压缩机采用 1.0MPa 凝汽透平驱动的离心式压缩机；重整氢增压机采 用离心式压缩机。 （8）反应产物空冷采用表面蒸发式空冷器。 3、催化剂再生工艺特点 Comment I5: ？ Comment I6: ？ 延安石油化工厂 120 万吨/年连续重整20 万
10、吨/苯抽提操作规程 3 3 催化剂再生是采用 UOP 的“CycleMax” ，实现催化剂连续循环，同时完成催化剂再 生。催化剂的循环和再生由催化剂再生控制系统 CRCS 来控制。 （1）再生器内部是两层约翰逊筛网结构，内层网为倒梯形锥网，其主要目的：一 是减少待生催化剂在再生器顶层高温、高水、低氧烧焦区的停留时间，有利于减少催 化剂比表面的损失；二是增加催化剂在再生器低层部位的停留时间，确保催化剂进入 氯化区前烧焦完全。 （2）还原区位于重整第一反应器顶部，降低了再生系统的高度。还原区为两段还 原，在上部床层进行低温还原，脱除大量水分；在下部床层干燥条件下进行高温还原， 防止高温、高水环境造
11、成催化剂活性损失。 （3）可直接采用再接触的重整氢作为催化剂还原氢，也可用 PSA 高纯氢作为催化 剂还原氢；氯化段采用蒸汽套管加热方式加热氯化物。 （4）催化剂输送系统采用“L”阀组提升；提升管采用无直角弯头的特殊弯管， 使催化剂的磨损减至最小。 （5） 待生催化剂的提升气和淘析气都采用氮气，分别设提升风机及除尘风机进 行氮气循环，保障系统安全性，并降低了对粉尘收集系统的要求。 （6）设计了两套催化剂加料系统，既可向系统及时补充损耗的催化剂，又可实现 装置不停车在线装卸更换催化剂。 （7）为了符合环保要求，再生废气排放设置了碱洗系统。 （8）再生系统通过闭锁料斗实现对催化剂再生循环量的控制。
12、 4、苯抽提部分 （1）采用高选择性主溶剂环丁砜加专用助溶剂的复合溶剂体系，提高了原料的适 应性和芳烃收率。 （2）苯产品采用白土进行精制，脱除微量烯烃，保证苯的酸洗比色指标合格。 （3）采用非临水抽提蒸馏技术，减少了溶剂损耗和系统设备管线的腐蚀。 （4）溶剂连续再生技术提高了贫溶剂质量。 （5）采用 AD 浮阀和温度灵敏塔板控制提高了分离精度。 （6）溶剂回收塔和溶剂再生系统采用较大真空度操作技术，降低了分馏塔的高度 和塔板数，节省了投资费用。 （7）采用密封性能较好的屏蔽泵，防止高纯苯经密封泄漏污染环境。 （8）设置了添加单乙醇胺系统，可适时调节溶剂 PH 值，减少了设备管线的腐蚀。 Co
13、mment I7: 柴油加氢 Comment I8: 进料位置 Comment I9: 何介质？ Comment I10: 进料位置 4 延安石油化工厂 120 万吨/年连续重整20 万吨/苯抽提操作规程 4 第二节第二节 工艺流程说明工艺流程说明 一、石脑油加氢精制单元工艺流程一、石脑油加氢精制单元工艺流程 由延炼常压来的直馏石脑油和本装置提供的少量加氢精制石脑油混合后一起进入 原料缓冲罐（601-D101） ，缓冲脱水后在流量控制下经进料泵（601-P101A/B）升压后 与循环氢混合，经混合进料换热器（601-E101AD）壳程与反应产物换热， （换热器有 温控付线可调整加热炉的负荷）
14、，并经进料加热炉（601-F101）加热升温至反应温度后 进入预加氢反应器（601-R101） 。原料油在催化剂和氢气的作用下进行加氢精制反应， 脱除原料中的有机硫、氮、氯化合物和金属杂质，并使烯烃饱和。反应产物经高温脱 氯反应器（601-R102）脱除其中的氯后，进入 601-E101AD 管程和进料换热，并与来 自除盐水罐（601-D107）经水洗水注入泵（601-P106）升压的除盐水混合洗涤产物中 的氨盐，再经反应产物空冷器（601-A101 AC）和水冷（601-E102AB）冷凝冷却后进 入反应产物分离罐（601-D102） 。反应产物在 601-D102 中进行气液分离，氢气从顶
15、部 引出与来自重整部分的补充氢会合后进入循环氢压缩机入口缓冲分液罐（601-D105） 除去携带的液体，从顶部经保温伴热管道进入循环氢压缩机（601-K101A/B）升压后循 环至反应系统；液体产物从 601-D102 在液位控制下分别经过蒸发塔进料/塔顶换热器 （601-E104）管程和蒸发塔进料/塔底换热器（601-E103 AD）管程，与塔顶、底物 流换热后进入蒸发塔（601-C101） 。塔顶的轻组份、硫化氢和微量水依次经 601-E104 换热、蒸发塔空冷器（601-A102A/B/C）和水冷（601-E105A/B）冷凝冷却后进入蒸发 塔回流罐（601-D103） 。回流罐内含硫化
16、氢的气体在压力控制下送出装置，至干气脱硫 装置进行脱硫化氢。液相一部分经蒸发塔回流泵（601-P103A/B）升压后，在液位、流 量串级控制下返塔；另一部分在流量与 601-C101 顶灵敏板温度串级控制下，经拔头油 汽提塔进料泵（601-P104A/B）升压与汽提塔进料换热器（601-E106A/B）换热后进入 拔头油汽提塔（601-C102） 。蒸发塔底的汽油大部分经重沸炉泵（601-P102A/B）由流 量控制进入汽提塔重沸炉（601-F102）加热后返回蒸发塔，其余部分经蒸发塔进料 塔底换热器（601-E103 AD）壳程换热，作为重整反应进料。 蒸发塔回流罐（601-D103）来的轻石脑油在拔头油汽提塔进行分离，塔底的精制 轻石脑油一部分经与进料换热器（601-E106A/B）换热后作为脱丁烷塔的进料，一
