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1、芳 构 化 装 置一、装置简介芳构化装置，主要原料混合碳四液化气，产品有轻芳烃、重芳烃，民用液化气等。原料混合碳四液化气，通过原料加热炉加热后，在反应器内与催化剂接触，经过低聚、环化，脱氢芳构化反应生成粗芳烃混合物，经过吸收稳定系统分离成合格的民用液化气和混合芳烃，再通过分馏分离成轻芳和碳9以上重芳烃。装置区共有油、气罐16台，水储罐2台，其中地下密闭排放罐1台，机泵20台套。为了防止污染环境和对操作人员造成损害，装置区所有排放的有机液体均排往密闭排放罐，然后根据情况再进行处理和排放。二、工艺原理反应部分：轻烃芳构化的机理十分复杂。一般认为，轻烃在分子筛的酸中心上芳构化反应时经历下列步骤：a）
2、通过在酸中心上发生化学吸附生成正碳离子得到活化；b)正碳离子进一步脱氢和裂解生成乙烯、丙烯、丁烯和戊烯。这些小烯烃是芳烃分子的建筑单元。这步反应属于吸热反应；c）小烯烃分子在B酸中心上低聚（二聚、三聚）生成C6-C8烯烃，后者再通过异构化和环化生成芳烃前体（带6元环的前体）。这步反应属于强放热反应；d）芳烃前体在L酸中心上通过脱氢生成苯、甲苯和C8芳烃等。这步反应属于吸热反应。在上述反应中，原料在酸中心上生成正碳离子的步骤最为关键。它决定了芳构化反应的活性和选择性。C3-C8之间的轻烃分子都可以在催化剂的酸中心上通过脱氢和裂解生成乙烯、丙烯、丁烯和戊烯。当反应温度和催化剂的酸度相同时，从不同碳
3、数的轻烃原料出发，可以得到具有同样热力学平衡分布的乙烯、丙烯、丁烯和戊烯。由于基本建筑单元的种类和浓度分布相近，所以从不同碳数的轻烃原料出发都可以得到苯、甲苯和C8芳烃等产物，并且原料对芳烃产物的分布影响不大。但是，若两种芳构化原料的碳数不同（如C3、C4、C5、C6、C7、C8）、结构不同（如直链烃、支链烃和环烷烃）和碳-碳键饱和程度不同（如烷烃、单烯烃、二烯烃），则其芳构化的活性、热效应和芳烃产率会有一定差别。一般来说，碳数越小的原料在酸中心上生成正碳离子越困难，其芳构化活性越低；在同碳数下，烯烃比烷烃更容易生成正碳离子，因而其活性较高；另外，异构烷烃因可以生成相对稳定的叔碳正碳离子，因此
4、其芳构化活性高于正构烷烃。当用烯烃含量较低的FCC碳四液化气制芳烃时，由于原料中烷烃含量高，活化时需要发生更多的裂解或脱氢反应，因此，虽然此后的烯烃低聚、 环化反应为强放热，但整个芳构化反应会表现为净吸热。另一方面，当用烯烃含量较高的裂解抽余碳四或裂解碳五为原料生产芳烃时，由于这些烯烃可以直接通过吸附变成正碳离子，进而发生低聚、环化反应生成芳烃前体，减少了裂解或脱氢反应生成正碳离子环节，所以整个芳构化反应会表现为净放热反应。值得注意的是，虽然烯烃和二烯烃容易芳构化，但对于进入反应器的芳构化原料中的烯烃和二烯烃含量还是要做适当限制。这是因为，烯烃浓度过高时容易在催化剂表面发生聚合，缩短催化剂单程
5、操作周期。二烯烃的危害甚于单烯烃。在实际生产中，一方面要通过碳五预分离装置尽可能脱除十分容易聚合的环戊二烯，同时要注意保持足够的芳构化干气循环。另外，轻烃中的水分、含氧化合物和裂解碳四、裂解碳五抽提过程中采用的含氮溶剂（DMF）也是催化剂的毒物，应该加以严格控制。其中，水分和含氧化合物反应生成的水合物能够钝化催化剂上的酸性活性中心，使催化剂减寿；DMF等溶剂则能在催化剂上发生高温聚合，缩短催化剂单程操作周期。几个基本概念a）催化剂的活性1. 表示催化剂对反应加速作用的强弱。2. 转化频率：即单位时间内每个活性中心引发的总包反应的次数。3. 反应速率：单位重量催化剂，反应产物在单位时间内增加的物
6、质的量。4. 速率常数5. 活化能6. 达到某转化率所需的最低反应温度。反应中液体转化率是芳构化催化剂活性的主要指标。反应器芳构化转化率=(总烯烃进料量-反应器流出物中烯烃量)/总烯烃进料量b）空速：混合碳四中烯烃是芳构化反应器中按化学式计量的反应物，它的进料量决定装置的生产率。空速为：烯烃空速=kg烯烃h-1/kg催化剂在催化剂床层中反应混合物料的停留时间取决于包括干气和烯烃、烷烃等部分物料在内的总流率，或者：总空速=kg反应混合物料h-1/（kg催化剂）当装置在低于设计能力下进行生产，空速将降低，停留时间增长，烯烃转化率增加。但有些副产物，特别是干气会增加，可以调整操作条件以得到最佳结果。
7、三、工艺流程本装置工艺过程分为反应部分、再生部分、吸收稳定部分、分馏部分、辅助系统五大部分。1.1.3.1 反应部分反应部分又分为原料预处理和反应两部分。1.1.3.1.1 原料预处理部分混合重碳四由球罐进装置后通过原料泵加压，进入原料气酸洗罐前的静态混合器与酸洗循环泵抽出打循环的磷酸二氢钠溶液充分混合后，进入原料气酸洗罐。罐内设填料一段，罐底设酸洗循环泵（P624A/B），酸液循环使用。通过酸洗罐脱出原料气中的含氮类物质，自压进入原料气水洗罐。原料水洗罐的作用是将原料气进装置时携带的酸液除去，罐内设填料一段，水洗注水泵（P625A/B）向罐上部注水，水洗用水连续排污。酸洗、水洗后的原料气经过
8、聚结器脱水后依次进入反应产物与原料换热器（E601/1.2.3.4）、原料汽化器（E602A/B）与反应产物换热，温度升高到260左右，进入原料加热炉加热到280，为反应器进料。同时在两台原料汽化器（E602A/B）之间的管线上为原料注水。由于此处温度为150以上，可以使水充分汽化，不易沉积。1.1.3.1.2 反应部分本装置反应分为混合碳四芳构化反应。芳构化装置采用固定床间歇反应-再生的操作方式，反应部分采用一台加热炉，两台反应器。每个反应周期由一个反应器独立完成，两个反应器交替使用实现整个芳构化装置的连续化生产。由于液化气芳构化反应为强放热反应，由于反应器分为上下两段为了防止反应器床层飞温
9、，故反应器上段温度由原料加热炉出口温度控制，下段床层温度由冷的新鲜原料来控制。原料液化气由装置区原料泵升压后经原料脱碱氮系统进入原料聚结器TS101脱水，由进料调节阀（FRC-6102）控制流量.再与反应产物充分换热、汽化后（E-601/1.2.3.4、E-602/1、2）进入原料加热炉(F-601)，加热至一定反应温度后（260-280），进入芳构化反应器(R601A或B)顶部。反应压力由富气压缩机所带负荷、反应压控（PIC-6106B）和（反飞动）PIC-6106A控制。反应条件：反应压力：0.55MPa 气压机入口压力 0.05 MPa 反应温度：1#温度360-3800C 进料重量空速
10、：1.09h-1从芳构化反应器（R601A/B）出来的反应产物经过换热器（E-602/1、2、E-601/1.2.3.4）、冷却器（E-603）换热冷却后（40）进入反应产物分离罐（V-601）进行气液分离，液相经泵压送至吸收稳定部分吸收塔中，气相进入气压机。 1.1.3.2 再生部分 再生部分包括催化剂再生，干燥剂再生和脱硫剂的更换三部分1 催化剂再生随着反应时间的增长，芳构化催化剂会因表面积炭而逐渐失活。当催化剂上的积炭量达到一定值时，需要通过再生来恢复其活性。芳构化催化剂的再生采用贫氧烧焦再生，分5个阶段进行。先建立一个闭路循环系统，再生气循环使用。再生时再生系统应先引氮气升压，而后补进
11、一定量的空气，以保证再生气的氧含量。由于再生气需要干燥及脱硫，因而再生时要将分液罐及再生气干燥器、脱硫器切入。烧焦前将切换出的反应器先用氮气置换然后切入再生流程。再生循环压缩机C-602入口管线氮气充压线充入氮气，待再生系统压力充气0.15MPa。启动再生循环压缩机C-602，增压的氮气经过再生换热器E-604壳程和再生加热炉R-602升温，从反应器顶进入反应器，烟气底部出来经再经换热器E-604和冷却器E-605进入再生分液罐V-602.罐顶部部分气体经PIC-6103放空，控制再生系统压力，底部间歇排出凝结水。从顶部出来的再生气进入脱硫灌D-601，脱除微量二氧化硫后，进入干燥灌D-602
12、脱除微量饱和水，再经E-604壳程返回再生循环压缩机C-602，再生氮气循环使用。实际操作中，应根据反应器内床层温度及再生气中氧含量的变化情况，适量补充空气。再生操作条件：再生温度 380-5200C 再生压缩机出口压力 0.45MPa 入口压力 0.15 MPa 再生气循环量 10000-12000NM3/h2 干燥剂再生：再生气干燥器(D-602)内装分子筛干燥剂。 由于催化剂再生时产生的少量水份将被干燥剂吸附，因而经过数次再生后，干燥剂将因吸附大量水份而饱和失效，此时应及时对干燥剂进行再生。再生气体为氮气（若氮气资源匮乏，也可用净化空气）。方法：改好流程：E605 V602 C602 V
13、603 E604 F602 D601 D602 从再生压缩机C-602入口补入氮气系统升压；启动压缩机氮气升压循环，点再生炉F-602，再生气升温；干燥器内床层温度升至200后，恒温12小时，然后熄灭F-602，干燥器降温，降温至60后停再生气压缩机，干燥剂再生结束。干燥剂再生也可利用催化剂再生后的烟气进行再生。过程如下：再生完成后，床层温度降至450，再生炉降温或熄火。将流程切入干燥剂再生流程，开始干燥剂再生。干燥器内床层温度升至200后，恒温12小时，然后熄灭F-602，干燥器降温，降温至60后停再生气压缩机，干燥剂再生结束。脱硫剂更换为保证再生气脱硫效果，脱硫器（D-601）内的脱硫剂应
14、定期卸出更换。根据原料的硫含量一般为每12年更换1次。1.1.3.3 吸收稳定部分1.1.3.3.1 凝缩油部分从气液分离罐V601罐顶出来的富气经气压机C601入口分液罐V608脱液后进入气压机升压，二级出口压缩富气，一路去反飞动调节阀PV6106A用以补充反应压力的不足，另一路和吸收塔底的富吸收油及解吸塔T602顶解吸气一起进入凝缩油冷却器E609，油、气、水一同进入凝缩油罐V609进行气液分离，气相返回吸收塔T601底部；污水定期排至污油罐；其余液相用凝缩油泵P603抽出，一路与稳定塔T603底油换热打入解吸塔中部，另一路直接进入塔顶部。1.1.3.3.2 吸收塔部分 粗芳烃用反应产物泵
15、P601加压后，经吸收塔进料调节阀LIC6101进入吸收塔四层，塔顶打入。稳定芳烃由稳定塔底泵P607加压作为补充吸收剂。由于吸收过程是放热过程，为了增强吸收效果取走吸收过程的剩余热量，吸收塔中部设有两个中段回流。吸收塔中段油由吸收塔中段泵P602分别从8曾和31层抽出加压后，经中段冷却器E610冷却，中段流控阀LIC6204后返回到塔9层和32层，和来自塔底的凝缩油气相进行传质传热。吸收C3、C4的富吸收油从塔底用泵P604抽出打到凝缩油冷却器进入凝缩油罐，塔顶出来的贫气经干气冷却器E617进入干气分液罐V611，从干气分液罐顶出来的干气经吸收塔压控调节阀PIC6201送入高压瓦斯管网。1.1.3.3.3 解吸塔部分 凝缩油泵将凝缩油罐液相由解吸塔总进料调节阀LIC6201控制液面，一路直接送入解吸塔顶部，另一路经解吸塔进料换热器E611进入解吸塔第9层。解吸塔底重沸器E612用导热油作热源。塔底的轻组分上升，和塔顶下来的凝缩油及富吸收油组成的混合液逆向接触进行单项传质传热。C1、C2的轻组分被解吸出来，混合液送入凝缩油冷却器冷却回收液化气组分，不凝气经凝缩油气返线进入吸收塔。脱出C1、C2的解吸塔底油用泵P605加压
