苯加氢工艺流程

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1、XXXX化工有限公司10 万吨/年粗苯加氢精制装置 工艺流程2008 年10 月份第一章工艺流程说明1. 加氢 100单元1.1 概述加氢 100 单元包括蒸发部分，反应部分，和稳定塔。蒸发部分主要包括预蒸发器E-101A/E和带有多段蒸发器重沸器E-102A/B的多段蒸发器T-101。预 反应器R-101和带有主反应器加热炉H-101的主反应器R-102构成反应部分的关键设备。原料(焦化轻油=COLO)在反应部分进行处理，像硫、氧和氮化合物杂质，在升温和加压下经过 催化剂加氢处理掉。另外，导致形成聚合物和结焦的不饱和碳氢物，石蜡和二烯烃变成饱和。芳香烃几乎完全保存下 来。所需要的新鲜氢气由制

2、氢单元提供。通过换热器的特殊结构来回收热量，用反应后的出料作为一个热源。1.2 工艺描述焦化轻油(COLO)由罐区粗苯罐V-6101A/B/C/D，经粗苯泵送到主装置区。首先经原料过滤 器F-101A/B (过滤器的作用是除掉可能在焦化轻油中存在的固体颗粒和聚合体)进入原料缓冲槽V-101, 然后流到原料泵P-101A/B。经过这个泵，原料被升压到大约3.35Mpa (g)操作压力，与从循环气压缩 机C-102A/B来的循环气体混合，通过预蒸发器的混合喷嘴J-101A进入预蒸发器E-101A中，在预蒸发 器E-101A-E中原料与主反应物流逆向预热和部分蒸发，然后通过多段蒸发器重沸器的混合喷嘴

3、J-102送 到多段蒸发器的底部。多段蒸发器底部操作压力大约是2.77/3.05 Mpa (g) (SOR,CaseB/EOR,CaseC)和操作温度大约是 209C(CaseA)到213C(CaseC)。蒸发所需总热量是由被反应物料加热的多段蒸发器重沸器E-102A/B 来提供。最底塔盘下的液体在多段蒸发器混合喷嘴 J-103 与从隔阻器来的蒸气混合，喷回塔内。少量的 焦化轻油(大约是总原料量的10%)作为回流送入多段蒸发器的顶部。为了避免物料进一步处理的任何 困难，从底部将一定量的高沸点化合物作为残油排出。残油被释放到残油闪蒸槽V-103，在大约0.2 Mpa (g)低压下轻馏分被闪蒸出以

4、蒸气形式送回到原料缓冲槽V-101。剩余的高沸点液体通过残油泵P-105A/B送出界区。从多段蒸发器T-101顶部出来蒸气状的物料经过蒸发加热器E-103逆向被反应物料进一步加热。 然后以最低198C(SOR,CaseA)到219C(EOR,CaseA)送到预反应器R-101的底部。逆流而上经过催 化剂床层，在活性很高的NiMo催化剂上二烯烃和苯乙烯基本上被饱和。由于是放热反应反应器出口温 度上升到大约210-230C，这取决于催化剂使用周期和进口温度。预反应器物料的温度通过E-103由主 反应器产品物料来控制。高沸点液体化合物从R-101底部抽出送到残油闪蒸槽V-103。预反应器出来的 物料

5、通过主反应器换热器E-104被主反应物料加热，然后在主反应加热炉H-101中进一步加热。主反应 器顶部的进口温度在280C(SOR,allCases)到343C(EOR,CaseB)之间变动。考虑到新催化剂开工，由于催化剂高活性可以将主反应器进口温度降到大约260 Co 此外，假如开工和催化剂再生时也用 H-101。在R-102，物料从上而下经过CoMo催化剂床层，发生脱硫、脱氮和烯烃饱和。由于放热反应， 反应器的出口温度上升到308C (SOR,Case B)和370C (EOR all Cases)，氢气的分压最低为1.81Mpa(a)。在预反应器 R-101 中，二硫化碳、包括少量的硫组

6、分和聚合体像烯烃和苯乙烯形成的化合物通过 在硫化过的NiMo催化剂加氢处理去掉，催化剂的活性温度范围为185-230C。主要反应如下：烯烃和其它不饱和碳氢物的转化环戊二烯+氢气=环戊烯烃C5H6+H2=C5H8环己二烯+氢气=环己烯烃C6H8+H2=C6H10其它二烯烃+氢气=单烯烃CnH2n-2+H2=CnH2n苯乙烯+氢气=乙基苯C8H8+H2=C8H10茚+氢气=二氢化茚C9H8+H2=C9H10甲基-苯乙烯+氢气=甲基-乙基苯 C9H10+H2=C9H12硫化物的加氢二硫化碳+氢气=甲烷+硫化氢CS2+4H2=CH4乙基硫醇+氢气=乙烷+硫化氢C2H6S+H2=C2H6+H2S预反应器

7、物料通过主反应器R-102中专门硫化过的CoMo催化剂进行加氢处理，不饱和烯烃和相 应的不饱和化合物完全反应。主要是噻吩的硫化物、氧化物和氮组分转化为碳氢物、硫化氢、水和氨。 为了避免产量损失，芳香环抑制加氢。主要的反应如下：直链烯烃和带有支链烯烃的饱和单烯烃+氢气=烷烃CnH2n+H2=CnH2n+2环烯烃的饱和单环烯烃+氢气=环烷烃CnH2n-2+H2=CnH2n硫化物加氢C4H4S+4H2=C4H10+H2S氧化物的加氢酚+氢气=苯+水C6H6O+H2=C6H6+ H2O氧茚+氢气=乙基苯+水C8H6O+3H2=C8H10+ H2O氮化物的加氢嘧啶+氢气=戊烷+氨C5H5N+5H2=C5

8、H12+NH3吡咯+氢气=丁烷+氨 C4H5N+4H2=C4H10+NH3 甲基吡啶+氢气=己烷+氨C6H7N+5H2=C6H14+NH3芳香烃加氢（不希望的反应）苯+氢气=环己烷C6H6+3H2=C6H12甲苯+氢气=甲基环己烷C7H8+3H2=C7H14乙基苯+氢气=乙基环己烷 C8H10+3H2=C8H16其它芳香烃+氢气=其它环己烷CnH2n-6+3H2=CnH2n在操作周期期间，反应器R-101和R-102中催化剂活性将降低。在脱焦操作期间，利用蒸汽和空 气燃烧催化剂上的沉淀物可以恢复全部活性。主反应产品物料经过换热器E-104, E-103, E-102A/B冷却，并在E-101A

9、-E部分冷凝。通过软水 泵P-102A/B连续将软水缓冲槽V-104来的软水注入，来溶解E-101C,E-101B和E-101A下游中像NH4C1 和 NH4HS 这样盐的沉积物。通过反应产品冷却器E-106反应物料最后将冷却到40C。随后物流在分离器V-102中分离成气相 和两个液相。由注入水产生的累积的废水主要从分离器的分水包中抽出并排出界区。通过循环气捕集槽V-105,气相作为循环气送到循环气压缩机C-102A/B。在压缩到所要求的压力大约3.3/3.4Mpa(a)(SOR/EOR)后，循环气体再流回到反应部分。通过提供 反应部分的新氢气来控制反应的压力。新氢气由制氢单元供应。新氢气经过

10、补充氢气压缩机 C-101A/B 压缩达到大约2.3Mpa(g),然后通过V-105送到循环气体压缩机C-102A/B。分离器V-102中液相碳氢物在稳定塔物料预热器E-107中开始预先加热到大约100C，随后送到稳 定塔T-102。稳定塔T-102在大约0.5 Mpa(g)压力和相应的顶部温度大约90C下运行。T-102底部条件是 大约 0.52 Mpa(g)和 158Co必要的外部热量通过热油加热稳定塔再沸器E-108来提供。从稳定塔顶部离开的溶解气和产品蒸气在稳定塔冷凝器E-109部分冷凝和冷却到大约67C，送到 稳定塔的回流槽V-106。在此，气体从液相中分离出来送到稳定塔排放气冷却器

11、E-110进一步冷却和分 离少量冷凝的碳氢物。最终稳定塔的排放气送出界区。收集到V-106分水包中少量的废水送到界区外的 废水处理。稳定塔回流槽V-106中的液体产品通过稳定塔回流泵P-103A/B作为回流送回到稳定塔的顶 部。从稳定塔底部抽出的BTX馏分通过稳定塔物料预热器E-107加热稳定塔的进料,再送到预蒸馏200 单元。2.3预蒸馏 200单元2.3.1 概述合同工厂由下面部分构成：预蒸馏塔 T-201热油系统 原料部分，100单元加氢处理BTXS物料在200单元加工处理， 适当的苯/甲苯部分被回收作为萃取蒸馏300单元的物料。底部物料直接送到二甲苯蒸发400单元。2.3.2工艺过程描

12、述看工艺流程图 UBS-VT-FB-00005,UBS-VT-FB-00011。2.3.2.1 预蒸馏塔 T-201从加氢精制100单元来的BTXS物料通过流量控制直接送到预蒸馏200单元。在预蒸馏200单元，加氢处理BTXS物料分离成塔顶部的相当于BT馏份苯/甲苯和塔底部的相当 于XS馏份二甲苯。蒸馏在塔顶大约0.064Mpa(g)压力下运行。从塔顶来的BT蒸气在预蒸馏冷凝器E-203冷凝，收集到预蒸馏回流槽V-202中。通过预蒸馏回流 泵P-202A/B将蒸馏所要求的回流送回到预蒸馏塔T-201o剩余的BT馏份通过泵P-202A/B直接送到萃取蒸馏300单元的塔T-301中，对纯苯和甲苯进

13、行回 收。预蒸馏塔T-201底部通过预蒸馏重沸器E-202被加热到大约190C (Case B) -197C(Case C)。底部 产品XS馏份通过预蒸馏底部泵P-201A/B送到二甲苯塔T-401,回收混合二甲苯。2.3.2.2 热油系统 工艺过程所需要的热是通过一个单独热油系统来提供的。这个热油系统是一个封闭的循环系统，加热粗苯精制中一些设备消耗。热油系统PK-201单元包括加热油炉(PK-201-H01)、燃料气K.0槽(PK-201-V01)、燃料气过滤 器(PK-201-F01 )、热油过滤器(PK-201-F02a/ab )、热油膨胀/存贮槽(PK-201-V02 )、热油排放槽

14、(PK-201-V03)、热油循环泵 III和III(PK-201-P01A/B/C, PK-201-P02A/B, PK-201-P03A/B)和热油填 充泵(PK-201-P04)。合成热交换液体T55用作热油。T55提供了包括热稳定性和低蒸气压的高温性能。以大约240C温 度从不同消耗者回来的热油首先进入热油的循环泵IPK-201-P01A/B/C。常设的过滤器(PK-201-F02 A/B) 安装在这些泵的旁路，允许过滤少量液体回到泵入口。热油送到热油加热炉(PK-201-H01),加热到280C。热油流量达到大约686m2/h。燃烧器点燃焦 炉煤气和由燃烧空气鼓风机(PK-201-C

15、01A/B)提供的空气。工艺过程最大的吸收热大约为15.0MW。 在炉有效率最小为 85%下，燃烧炉的负载为17.7 MW。由于多个消耗者不同的温度标准，安装了一个三回路系统。热油的最高温度是由带有热油进口温 度达到280C(回路1)的汽提塔重沸器E-308和二甲苯塔重沸器E-401来决定的。因而，热油炉PK-201-H01 出口最高温度选择为 280C。回路2的热消耗者是预蒸馏重沸器E-202,萃取蒸馏重沸器E-303和溶剂再生蒸发器E-316。为了 排除形成油膜温度的风险，热油供应250C温度被考虑，这通过热油循环泵II(PK-201-P02A/B)加入冷 的热油来完成。由于同样的原因，第

16、三回路(回路3)在热油进口温度200C下运行，准备给稳定塔再沸器E-108 和BT塔再沸器E-312提供所需要的热量。通过热油循环泵III (PK-201-P03A/B)加入冷的热油来达到回 路 3 中热油温度 200C。热油膨胀/存贮槽(PK-201-V02)是由一个放置在存贮槽上面的膨胀槽构成。膨胀槽容许热油的膨 胀和排放热油老化过程中产生的低沸点成份。槽以一定的海拔放置在循环泵的上游，以至于槽正常水平 面位于系统中最高点。存贮槽能够容纳热油系统的整个总量。热油膨胀/存贮槽需要氮气来密封。为了避 免在低温下增加热油的粘性，热油存贮槽由外部低压蒸汽盘管加热。在回路中所有的低点都与热油排放槽PK-20