年产10万吨苯加氢工艺设计毕业设计Word文件下载.docx

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对轻苯进行加氢精制工艺早在20世纪50年代就在国外得到了工业应用。

目前发达的国家，如美、英、法、德、日等均已广泛采用这个先进的加氢精制工艺。

1.1.2.2国内苯加氢生产状况

在国内，直到上世纪70年代，北京燕山石油化工公司从西德引进第一套“Pyrotol制苯”装置，利用裂解汽油为原料，经加氢以获得高纯度石油苯；

接着，80年代初，宝钢的一、二期工程从日本引进了一套“高温Litol”加氢装置，对焦化轻苯进行加氢精制；

尔后，河南“平顶山帘子布厂”也引进了一套“高温Litol”装置。

近年来，石家庄焦化厂、宝钢三期工程引进了德国的“K.K技术”，即：

“中温Litol”装置。

北京焦化厂也建成了国内自行设计的“中温加氢”装置，并已过关。

另外，山西太原等地也正在建设了轻苯加氢装置。

1.1.2.3苯加氢应用状况及预测

1.1.3国内外生产工艺现状

由于粗苯产品是苯系家族产品的混合物，不能单独使用，需要深加工才能成为客户的最终消费，粗苯产品的这一特征决定了其市场出路主要是销售到下游精苯生产厂家，只有少量产品进入溶剂，农药厂家。

目前国内对粗苯进行深加工，制成纯苯的生产厂家主要分为两大类：

一类是酸洗法生产纯苯，另一类是采用粗苯加氢工艺生产纯苯。

酸洗法工艺投资少，见效快，生产装置易建设，国内大多数精苯生产装置均采用该生产工艺。

但是，酸洗法工艺生产的苯纯度低，而且不能有效分离甲苯、二甲苯，无法实现环保达标排放，而且产品质量低，生产成本高，销售价格上不去。

粗苯加氢工艺则不同，装置投资大，建设周期长，但是生产技术先进，生产的苯纯度高，能达到石油苯产品质量，能实现与甲苯、二甲苯等的有效分离，而且能消耗低、成本低、产品质量好、销售价格高、竞争力强，代表了粗苯加工精制的发展方向。

目前，有实力的焦化企业或化工企业都在争取建设大型精苯装置。

并且可以看出粗苯加氢工艺必将成为粗苯精制的一种趋势。

目前国外用于焦化粗苯加氢有代表性的工艺技术有美国Axens低温汽液两相加氢技术、德国Uhde低温气相加氢技术、胡德利开发日本旭化成应用于粗苯加氢的高温热裂解法生产纯苯的Litol法技术。

下面就主要的粗苯加氢的工艺做一个简要的说明：

美国Axens低温气液两相加氢技术

美国Axens低温气液两相加氢技术，采用自行开发的两段加氢技术。

粗苯经脱重组分由高压泵提压加入预反应器，进行加氢反应，在此容易聚合的物质，如双烯烃、本苯烯烃、二硫化碳在有活性的Ni-Mo催化剂作用下液相加氢变为单烯烃。

由于加氢反应温度低，有效的抑制双烯烃的聚合。

加氢原料可以是粗苯也可以是轻苯，原料适应性强。

预反应物经高温循环氢汽化后经加热炉加热到主反应温度后进入主反应器，在高选择性Co-Mo催化剂作用下进行气相加氢反应，单烯烃经加氢生成相应的饱和烃。

硫化物主要是噻吩。

氮化物及氧化物被加氢转化成烃类、硫化氢、水及氨，同时抑制芳烃的转化，芳烃损失率应〈0.5%。

反应产物经一系列换热后经分离，液相组分经稳定塔将氨等气体除去，塔底得到含噻吩〈0.5mg/kg的加氢油。

由于预反应温度低，且为液相加氢，预反应产物靠热氢汽化，需要高温循环氢量大，循环氢压缩机相对大，且要一台高温循环氢加热炉。

工艺流程简图如下：

加氢条件：

加氢为液相，反应温度80℃，压力3.0~4.4MPa。

主反加氢为气相加氢，反应温度300~380℃，压力3.0~4.0MPa。

由于液相加氢温度较低，加氢可以是粗苯加氢也可以是轻苯，对原料适应性强，经过预反应后的原料需由循环气循环使用，分离出的加氢油在稳定塔排除尾气后进入预分馏塔，塔底的C8馏分去二甲苯塔生产混合二甲苯，塔顶分离出的苯、甲苯馏分进入萃取蒸馏塔分离出非芳烃后经汽提塔和纯苯塔得到高纯苯和高纯甲苯产品。

预反应器加氢采用的新氢是用PSA法制得得氢气。

德国Uhde低温气相加氢技术（KK法）

德国Uhde低温气相加氢技术由德国BASF公司开发，Uhde公司改进的粗苯加氢精制工艺。

粗苯经高速泵提压后与循环氢混合后进入连续蒸发器，抑制了高沸物在换热器及重沸器表面的聚合结焦，苯蒸汽与循环氢混合物进入蒸发塔在此蒸发后，进入预反应器，容易聚合的物质，如双烯烃、苯乙烯、二硫化碳在有活性的Ni-Mo催化剂作用下，在190~240℃，被加氢变为单烯烃。

脱除后的预反产物进入主反应器中，在高选择性Co-Mo催化剂作用下进行气相加氢反应，单烯烃在此发生饱和反应形成相应的饱和烃。

硫化物主要是噻吩，氮化物及氧化物被加氢转化成烃类、硫化氢、水及氨，同时抑制芳烃的转化，芳烃损失率〈0.5%。

反应产物经分离后，液相组分经稳定塔脱除硫化氢、氨等气体，塔底得到含噻吩〈0.5mg/kg的加氢油。

温度300~380℃，压力3.0~4.0MPa。

粗苯先经脱重组分塔，分出的轻苯送去加氢。

重苯作为生产古马隆-茚树脂的原料。

加氢反应为连续固定床气相加氢反应。

加氢过程产生的硫化氢及其他气体，从稳定塔顶排除，加氢油经萃取蒸馏把非芳烃的含量少于2.5%wt。

对组成变化大的原料适应性强，原料可为粗苯、裂解汽油、重整油以及这些油的混合物。

操作条件的变化小。

日本Litol高温、高压气相加氢技术

日本Litol高温、高压气相加氢技术，由美国胡德利公司开发。

日本旭化成公司改进的轻苯催化加氢精制工艺技术。

粗苯经预分馏塔分离为轻苯和重苯残夜，为抑制结焦预分馏塔采用真空蒸馏，塔底重沸器采用降膜重沸器，并向粗苯原料中注入一定比例的阻聚剂。

轻苯经高压泵进入蒸发器与循环氢气混合后，芳烃蒸汽和氢气混合物从塔顶出来进入预反应塔，在约6.0MPa、250℃左右Co-Mo催化剂作用下，除去高温时易聚合的不饱和组分（苯乙烯等）。

预反产物进入主反应器中，在约6.0mpMPa、620℃左右在Cr203催化剂作用下进行脱硫、脱氮、脱氧和加氢脱烷基等反应，苯收率约为114%。

反应产物经分离后，液相组分经稳定塔脱除硫化氢、低低碳烃等组分，塔底产品加氢油经白土塔将一些痕量烯烃、比二甲苯沸点高的芳烃以及微量硫化氢吸附除去，经白土吸附后的加氢油进入苯塔，塔顶得到含噻吩〈1mg/kg、结晶点高于5.45℃的纯苯。

该工艺由于加氢脱烷基，因此只生产高纯苯。

温度610℃，压力6.0MPa。

粗苯先经预分馏塔分出轻、重苯。

重苯作为生产古马隆树脂的原料，轻苯去加氢。

加氢油在高压分离器分出循环氢后在苯塔内分离出纯苯，塔底残油返回加氢精制系统继续脱烷基。

循环经单乙纯胺（MEA）脱硫后大部分返回加氢系统循环使用，少部分送至制氢单元，制得的氢气作为加氢系统的补充氢。

国内生产工艺在消化国外公司的技术的基础上结合多年的加氢工程经验，在吸收国内现有同类装置多年实际生产操作经验的基础上，做了针对性的工艺方案优化：

第一是增加了原料预处理部分。

设置脱重组分塔，在减压条件下，以较低的温度脱除较重的组分，先分馏后加氢。

部分降低加氢符合。

提高了装置对国内各种原料的适应性。

第二是防止结焦。

脱重组分塔在真空条件下操作，塔底温度较低，并采用特殊形式重沸器，降低气化率，有效地抑制结焦。

第三是流程优化。

根据国内现有粗苯加氢装置的实际操作经验，对原装置工艺流程进行了许多局部调整和优化。

另外在萃取蒸馏工艺的优化上，石科院（简称RIPP）开发的环丁砜抽提蒸馏分离芳烃工艺。

该技术用于生产苯、甲苯、二甲苯，具有产品品质优、投资少、能耗低、不腐蚀设备的优点。

1.1.3.1原料路线

作为苯加氢原料的粗苯主要来自于焦炭生产过程中产生的副产物，目前大部分企业采用洗油吸收法从炼焦焦炉气中吸收粗苯。

通过各种信息整理显示：

2004,2005,2006年全国焦炭企业的粗苯生产量分别为96万、130万和175万t左右，05,06年粗苯产量增长幅度均在35%以上，大于焦炭的增长速度。

根据我国焦炭市场发展现状和“十一五”期间我国所处的发展阶段、经济发展重点以及钢铁，煤炭行业的发展趋势。

可以预测，焦炭行业受国家宏观经济控制和环境治理影响，预计焦炭产量的增长幅度会有所降低，但每年仍有15%~20%的涨幅。

焦炭产量的不断增长为粗苯产量增长提供了可靠的先决条件。

1.1.3.2苯加氢生产流程介绍

苯加氢生产流程主要分为五部分：

加氢精制，预蒸馏，萃取蒸馏，芳烃精制，二甲苯蒸馏。

一、加氢精制：

1、粗苯原料预分离

脱重塔。

2、反应部分：

主反应器。

3、稳定部分：

稳定塔。

二、预蒸馏：

预蒸馏塔系，作用是得到C6~C7馏分作为萃取蒸馏的进料。

三、萃取蒸馏：

萃取蒸馏作用是在溶剂作用下，实现芳烃与非芳烃的分离。

1.1.3.3发展趋势

一、苯加氢原料市场现状

目前国内苯加氢的主要原料是粗苯，粗苯是焦炭生产过程中的主要副产品，其主要成份是：

苯、甲苯、二甲苯以及一些重质苯的混合物，是一种重要的化工材料。

但是，由于粗苯是一种初级化工品，成份混合而复杂，不能直接用于化工生产，也不能直接被用户最终消费，就产生了把粗苯深加工成纯苯的精苯生产行业，由精苯生产厂家把粗苯分离出纯苯、甲苯、二甲苯以及重质苯后，再消费到客户手中。

因此要了解纯苯的现状必须先了解粗苯的现状，

粗苯产量主要受焦炭产量和回收率的制约。

据权威统计部门公布的资料显示，我过焦炭产量逐年增加。

2003年我国焦炭总产量为1.41亿吨，2004年达到1.77亿吨，同比增长了25.8%；

2005年焦炭产量达到2.33亿吨，同比增长了31.6%。

2005年在分省市焦炭产量中，只有北京、浙江、贵州产量下降，其余省市焦炭产量全部增加。

其中，甘肃增加幅度最大，增长达到67.7%，其次分别为山东、广西、云南、宁夏，增长均超过30%。

今后几年焦炭行业受国家宏观经济控制和环境治理影响预计焦炭产量的增长幅度将有所下降，但每年仍有15—20%的涨幅。

因此，焦炭产量的不断增长为粗苯产量增长提供了可靠的先决条件。

近年来随着粗苯生产规模的扩大和回收技术的不断改进，粗苯在炼焦过程中的回收率逐年提高。

2005年在一系列政策的指导下，全国已关闭了1600余家小型焦化厂，而大型焦化厂正在掀起一轮新的建设高潮，如山西、山东、安徽、内蒙、云南、新疆等省都正在建设或计划建设年产200万吨以上的大型焦化厂。

这一批大型焦化厂全部配套建设化工产品回收装置，而且粗苯回收率相对较高。

山东兗州国际焦化公司年产200万吨焦炭，回收粗苯量达2.7万吨，收率达到了1.35%。

随着大型焦化厂的建成投产、粗苯回收率的提高以及全国焦化行业粗苯回收的普及，预计2006年在焦化企业中的粗苯回收率由2005年前60%提高到70%以上。

因此，粗苯产量会逐年增长，数据显示2003年、2004年、2005年全国的粗苯产量分别为76万吨、96万吨和121万吨。

2004年、2005年的增长率都在26%以上。

预计2006年粗苯产量会达到150万吨左右，比2005年增长24%。

按照焦炭产量今后几年预计增长幅度15—20%推算，今后几年粗苯产量发展趋势将会保持在25%以上，并呈持续增长的状态。

随着粗苯产量的不断提高，为了满足客户的最终需求，相应的把粗苯加工成纯苯的产能也在不断提高，因此，推动了焦化纯苯产量的增长。

二、苯加氢生产技术状况

目前我国传统的酸洗法生产纯苯仍占据着主导市场，苯加氢生产纯苯代表了粗苯精制的发展方向，近几年发展迅猛。

把粗苯深加工成纯苯的生产工艺主要有两种，一种是国内老工艺酸洗法生产纯苯，另一类是采用比较先进的进口技术苯加氢工艺生产纯苯。

两种工艺在技术、投资、产品质量、最终消费等方面都有很大的区别，酸洗法生产工艺投资少，见效快，生产装置容易建设，国内大多数纯苯生产装置采用此种生产工艺。

但这一工艺生产的苯纯度低，而且不能有效分离甲苯、二甲苯等化学品；

进口技术苯加氢工艺则不同，投资大，建厂慢，但是生产技术先进，生产的苯纯度高，与石油苯基本无差异。

酸洗苯、加氢苯、石油苯最终产品质量对比见下表：

类别

酸洗工艺

苯加氢工艺

石油苯

密度

0.874-0.880

0.882-0.886

0.876-0.881

凝固点

4.9℃min

5.5℃min

5.45℃min

酸洗比色指数

0.4

20max

苯含量

95-98wt%

99.98wt%min

99.9wt%min

总硫

0.5wt-ppmmax

0.3wt-ppmmax

噻吩

0.6wt-ppmmax

0.8wt-ppmmax

蒸馏范围

1℃

1℃max

甲苯+甲基环己烷

50wt-ppmmax

300wt-ppmmax

1、酸洗法生产纯苯现状

目前酸洗法生产的纯苯主要用于医药、农药、合成橡胶、树脂、染料、溶剂等等，由于酸洗法生产苯工艺落后而且对环境污染比较严重，目前大城市已逐步的取缔和搬迁；

国家考虑到人们健康的要求，早已限制酸洗苯在某些领域的使用，国家发改委也将酸洗法工艺列入了淘汰技术目录予以限制，这样导致了酸洗苯产量的增幅下降。

据有关资料显示2003年、2004年、2005年酸洗苯产量分别为47万吨、52万吨、55万吨，2004年比2003年同比增长了10%，2005年比2004年同比增长了6%，增幅明显下降。

但是，酸洗苯在价格方面有很大的优势，下游生产企业仍在不断的加大需求以降低生产成本，因此，酸洗苯受下游产品需求的支撑，预计产量将保持一段平稳后，逐步进入下降通道。

2005年我国酸洗工艺产能较大，累计生产能力在88.5万吨左右，消耗粗苯126万吨左右。

由于酸洗苯销路不畅导致产量下降，大部分企业以销定产，装置负荷平均不足65%，尤其是山西厂家装置负荷更低，平均不足50%，经市场实际调查2005年酸洗苯产量在55万吨左右，按照工艺计算消耗粗苯在70万吨左右。

上述酸洗苯生产主要集中在全国年产上万吨的38家加工企业。

酸洗苯生产能力达到88.5万吨，而实际产量仅有55.5万吨，能力明显过剩。

今后几年除在建的陆续投产和民间小规模投资外，不可能有大的装置投建。

另外，酸洗苯2005年消耗粗苯70万吨左右，占粗苯产量的60%，无论从产量和消耗都占据着焦化纯苯的主导市场。

2、苯加氢工艺生产纯苯现状

近年来国际石油价格居高不下，带动了下游产品石油苯价格的不断攀升，价格由2004年初的5000元/吨左右，上升到最高10500元/吨左右，目前价格在7000元/吨左右。

苯加氢工艺生产的纯苯，在质量上不仅完全达到了石油苯的技术指标要求，而且价格上却有很大的优势，目前以粗苯为原料的加氢苯生产成本与以石油为原料的石油苯生产成本相比低1600元左右，最高时生产成本相差3500元，高利润导致了苯加氢工艺的迅猛发展。

而且苯加氢工艺能实现甲苯、二甲苯等化学品的有效分离，代表了粗苯精制的发展方向。

目前国内已建成三套苯加氢装置，另有8套装置正在建设。

2005年原由的三套加氢苯装置都在满负荷运行，全年消耗粗苯为24.6万吨，占全年粗苯产量的20%。

2005年、2006年产能分别为17万吨和23.5万吨，同比增长了38%；

2007年新建项目投产后加上原由和2006年投产项目，加氢苯工艺产能可达到85万吨，考虑到资金问题可能有部分推迟投产，但2007最低产能可达到60万吨，与2006年同比增长幅度为155%，按照理论计算2007年仅苯加氢工艺一项消耗粗苯就达85万吨，占2007年粗苯产量的48%，由此可以看出今后几年苯加氢工艺的发展迅速，必将快速挤占酸洗工艺的焦化纯苯市场。

三、焦化纯苯价格走势

焦化纯苯价格主要受二个方面的因素影响：

一是受石油苯价格的制约。

我国苯产品市场石油苯占据主导位置。

2004年全国石油苯产量达到256万吨，2005年石油苯产量306万吨，是焦化苯年产量的几倍。

历年来，纯苯市场价格总是跟随石油苯的价格走势，很难走出独立行情。

二是受市场需求的影响。

当下游化工市场处于景气上升阶段，纯苯需求增加，价格会上涨，同理，当下游化工市场处于不景气阶段，纯苯需求减少，其价格就会下跌。

近几年焦化纯苯市场价格呈现逐年上涨趋势。

在上世纪末，市场供需平衡，纯苯走势不温不火。

进入21世纪后，随着石油价格的上升，纯苯价格也在缓慢上涨。

从2004年开始，随着化工行业新一轮的上升周期，国际石油价格猛涨，国内能源价格不断攀升，纯苯价格走出了一轮快速飚升的行情。

酸洗纯苯价格2004年一年间就由4000元上升到了8700元。

加氢纯苯价格2004年一年间就由5000元上升到了10100元。

一年时间就成倍上涨。

从2005年4月份以后，纯苯的价格经过反复振荡之后，已有所回落，2005年末和2006年初酸洗纯苯价格稳定在4800元以上，加氢纯苯价格稳定在6100元以上。

纵观近年来酸洗纯苯价格走势，从4000元左右到目前的5500元左右，加氢纯苯从5000元上升到目前的7000元，其间虽有涨有跌，但总体上走的是一条逐年上涨的趋势。

从纯苯的市场需求来看，酸洗纯苯的主要用于生产顺酐、氯化苯、苯酚、溶剂等等。

考虑到酸洗纯苯的质量和价格，大部分下游生产厂在满足产品质量的情况下和加氢苯、石油苯掺和使用，因此酸洗纯苯的产量取决于下游生产厂的产量，因酸洗纯苯和加氢纯苯、石油苯在价格上相差1000多元以上，最高时相差2500元，这样的价格优势和使用范围使酸洗纯苯存在一定的市场空间。

加氢纯苯由于质量与石油苯相同，产量仅占石油苯产量的5%，再加上加氢纯苯的价格优势，从目前来看市场前景非常好。

另外，从我们所掌握的信息测算，加工一吨酸洗纯苯可获利500元左右，而加工一吨加氢纯苯可获利在1500元以上。

因此，价格上的优势和良好的市场前景决定了苯加氢工艺的发展势头。

四、焦化纯苯今后几年价格预测和市场发展趋势

由于焦化纯苯价格随着石油苯的价格波动而波动，2006年价格受其石油苯影响大幅度下跌的可能性很小，预计酸洗纯苯价格在4000—5500元/吨区域内波动；

加氢纯苯价格在5600—7800元/吨区域内波动。

在未来的三到五年，我们认为：

酸洗纯苯、加氢纯苯价格将维持在4000元、5600元以上的高位运行，暴涨暴跌的可能性不大，酸洗纯苯4000元、加氢纯苯5600元以下的价位将成为历史价位。

作此判断的主要理由是：

国际国内已迎来一个能源高价格时代，煤炭、石油这些不可再生的能源价格都上涨到一个较高的价位，将直接导致焦化纯苯的成本升高；

产量虽然增长需求也将同步增大，很难出现供应过剩；

另外，石油苯价格将随着石油价格在高位运行，也牵引焦化纯苯价格不会大幅走低。

1.1.4本设计采用的合成工艺及其特点

本工艺采取德国Uhde低温气相加氢技术，即K.K法。

1.1.4.1工艺路线

一、“加氢单元”的工艺技术

“加氢单元”包括粗苯蒸发、加氢反应、残油蒸馏和稳定塔处理等4个系统。

加氢反应所需要的氢气由外界提高。

（1）粗苯蒸发系统：

从“槽区”来的原料（COLO），先经“粗苯过滤器”、再经“粗苯中间槽”、原料泵升压到所要求的操作压力，即：

在开始运转时，该压力约为3030kPa；

后期运转时，此时的压力约为3420kPa。

已升压的粗苯进入“预蒸发器”（实际上是热交换器），在此与主反应器的高温反应物进行热交换，粗苯的温度提高并部分汽化，然后通过“混合喷嘴”，在此与氢气压缩机送来的循环氢气相混合。

经“混合喷嘴”后的温度为177℃/183℃的混合气体进入“蒸发器”的底部。

该蒸发器实际上是个蒸馏塔，器底的压力约为2960/3320kPa，温度约为184/190℃；

器底有重沸器（实际上为换热器），以提供塔内蒸发所需要的热量。

器底的高沸点残油排出去“残油蒸馏塔”，而“残油蒸馏塔”塔顶获得的部分产品又送回到该蒸发器的器顶作回流。

（2）加氢反应系统：

从上述“蒸发器”顶部出来的油气，先经“预反应器热交换器”与主反应器来的反应物进行热交换，油气的温度升到190/228℃后进入“预反应器”的底部，向上通过器内的催化剂床层；

在此，油气中的烯烃与苯乙烯等不饱和化合物在高活性Ni-Mo系催化剂的作用下加氢饱和。

由于烯烃的加成反应是放热反应，故预反应器内的温度升高到202/240℃，该温度靠“预反应器热交换器”的主反应器的反应物量来加以控制的。

“预反应器”底部的高沸点液体也排往残油蒸馏塔系统。

从“预反应器”顶部出来的油气，再经主反应器热交换器、加热炉进一步加热后入“主反应器”，其加热炉出口的油气温度要求使主反应器内部的第二层温度在280/341℃。

如果为新催化剂，此时的催化剂活性较高，故应降低进入反应器的油气温度，一般控制在260℃左右。

加热升温了的油气从“主反应器”的顶部进入，经器内的催化剂床层，在此进行脱硫、脱氮、脱氧与烯烃加成等反应。

由于这些反应也是放热反应，故出口处的气体温度升高到310/370℃，其压力约为1800kPa。

该主反应器内的催化剂在操作过程中，会因结焦等因素而失去活性，这时，可以使用蒸汽为载体和空气一起进行烧焦的方式来再生，使其恢复活性。

主反应器出来的气体，经过热交换器使其温度降低。

由于在此冷却过程中会有铵盐（NH4Cl、NH4HS等）物质析出，因此需要用“冷凝液缓冲槽”的纯水，经冷凝液喷射泵注入到该换热器系统中去，以溶解这些析出物。

然后，气体再经“预热交换器”、反应产品冷却器进一步冷却到40℃后进入气液分离器。

在此分离出的注入积水定期排往废水处理系统。

上述分离出来的气体作为循环气体，再经过“分离气体热交换器”、中间气罐，进入循环气体压缩机。

在此设置分离气体热交换器的目的是确保进入压缩机的气体一定为干气体，绝对无冷凝液产生，以免使酸性气体在此