苯抽提装置工艺技术资料.docx
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苯抽提装置工艺技术资料
第一章装置概况
一、概述
随着国民经济的进展和环保意识的增强，国家对石化产品的质量要求愈来愈高。
2009年末，我国将在全国范围内执行汽油国Ⅲ排放标准。
国Ⅲ排放标准中不仅要求汽油中的硫含量<150ppm，而且要求汽油中芳烃的含量≯42%,其中苯含量要求≯%。
中国石化股分有限公司茂名分公司120万吨/年持续重整装置已于2006年8月投产，产出的稳固汽油芳烃总含量高达75%以上，其中苯含量%以上，作为汽油调和组份，这将使茂名分公司出厂的汽油质量达不到国Ⅲ排放标准中要求的汽油质量（苯含量≯％），到时将有大部份重整生成油不能调合格的汽油出厂。
因此，为知足2009年末国家执行国Ⅲ汽油质量标准，茂名分公司新上一套22万吨/年的苯抽提装置，一方面能够解决重整汽油调和组份中苯含量太高无法出厂的问题，改善产品质量，进一步提高茂名分公司的市场竞争力，另一方面因苯产品在市场上有良好的销量和较好的价钱，可为公司博得丰厚的利润。
二、设计依据
《中国石化茂名分公司22万吨/年苯抽提装置可行性研究报告》（2008年10月）
关于《中国石化茂名分公司22万吨/年苯抽提装置可行性研究报告》的批复（石化股分计[2008]474号）（2008年12月）
《中国石化茂名分公司22万吨/年苯抽提装置工艺包设计》（2009年2月）
《中国石化茂名分公司22万吨/年苯抽提装置基础设计》委托书（2008年11月）
三、装置概况
中国石化股分有限公司茂名分公司22万吨/年苯抽提装置属于汽油质量升级的装置之一。
该装置以重整稳固汽油为原料，生产苯、C6非芳烃、戊烷油、高辛烷值汽油组分，是公司汽油产品质量升级达标的重要装置之一。
装置原料
本装置原料为120万吨/年持续重束装置（简称1#持续重整）的稳固汽油。
装置产品
装置产品为苯、C6非芳烃、戊烷油、高辛烷值汽油组分。
装置规模
以脱C6塔进料计：
万吨/年，吨/小时
以抽提蒸馏塔进料计：
万吨/年，吨/小时
本装置系持续生产，年动工时数为8000小时。
操作弹性：
60%～110%。
装置建设性质：
新建
装置组成及设计范围、分工
3.5.1本项目基础设计包括两部份，一是22万吨/年苯抽提装置主体部份，主要由预分馏和抽提蒸馏两部份组成；二是界区外的系统配套工程部份。
变配电所、控制室、办公室均与180万吨/年蜡油加氢精制装置共用，再也不新建。
3.5.2设计分工
本装置按上述范围内的工程基础设计阶段由茂名瑞派石化工程有限公司完成。
装置内工程设计分工详见表。
单元号
单元名称
负责设计单位
1001
预分馏部分
瑞派石化工程公司设计
2002
抽提蒸馏部分
石油化工科学研究院（RIPP）提供工艺包瑞派石化工程公司设计
2003
界区内公用工程部分
瑞派石化工程公司设计
装置平面布置：
新建的22万吨/年苯抽提装置位于炼油厂中部，7号路的北面，10号路的西面，装置北面为1号常减压，东面为催化原料罐区，西面为PX装置预留地。
界区占地呈矩形，面积5000平方米，南北长80米，东西宽62.5米。
设计原则
遵循《中国石化茂名分公司22万吨/年苯抽提装置可行性研究报告》的批复规定，针对本项目的具体情形，基础设计遵循以下原则进行：
3.7.1在技术线路上选取了石油化工科学研究院开发的抽提蒸馏工艺，它代表了国内目前最先进的芳烃抽提技术。
3.7.2充分依托原有的公用工程条件，整体优化工程设计；
3.7.3设备布置按“流程顺畅、紧凑布置”的原则，采用露天布置有效地减少装置用地和建设投资，并考虑美观。
3.7.4装置设计采用靠得住的安全技术，压力设备设置安全阀，有毒可燃气体放空去火炬等，严格执行国家现有的有关安全法规。
3.7.5三废治理要做到同时设计、同时施工、同时投产，并考虑环保的综合治理。
四、工艺设计技术方案
工艺流程、能量回收的设计原则
4.1.1预分馏部份
工艺流程设计中采取如下办法保证装置操作平稳、产品质量好、收率高和能耗低：
预分馏部份采用先脱C6，然后再脱C5的流程，并采用脱C6塔底物流作为脱C5塔的热源，不仅降低了能耗，而且减小了脱C5塔的塔径，节约了投资；
4.1.2抽提蒸馏部份
抽提蒸馏部份采用北京石油化工科学研究院的专有技术—抽提蒸馏工艺，采用该工艺，可实现高效率高纯度的回收苯产品的目的。
该部份由北京石油化工科学研究院提供工艺包。
1）采用最新的环丁砜溶剂的萃取精馏工艺，流程简单、投资省、能耗物耗低；
2）本工艺的技术关键是通过参数的优化配置，将抽提蒸馏塔设计在临界互溶区工作，最大限度发挥溶剂的溶解性和选择性，达到高收率和高纯度的目的；
3）设置苯蒸发塔确保苯产品的质量，而且利用贫溶剂为热源，没有增加能耗，大大延长白土利用寿命；
4）优化的换热流程，贫溶剂多次换热，充分回收装置余热，降低能耗。
工艺技术特点
4.2.1预分馏部份采用先脱C6，然后再脱C5的流程，并采用脱C6塔底物流作为脱C5塔的热源，可最大限度减少操作费用，节约能耗。
4.2.2抽提蒸馏部份流程短，操作简便。
装置只需两塔操作，即抽提蒸馏塔和溶剂回收塔，而不需要抽余油水洗塔及水汽提塔。
4.2.3抽提蒸馏所利用的溶剂含水量低，溶剂损耗小，对设备无侵蚀性。
4.2.4溶剂性能优越，选择性高，不含碱氮。
不会对下游利用沸石催化剂的工艺造成致命的催化剂中毒。
4.2.5产品收率高，质量好。
4.2.6由于溶剂的选择性高，溶剂循环比更低，主要设备尺寸较小，且设备数量较少，因此，投资本钱更低。
同时，占地面积小，溶剂初装和备用比较少。
五、装置自动化控制水平
自动化控制水平
装置自动控制的目的是维持操作平稳，保证产量、回收率及产品质量的稳固，从而使装置安全地朝着装置效益最大化的方向操作。
本装置采用DCS进行监视和控制。
工艺进程的主要参数被送入DCS进行控制、记录、显示和报警，并将主要机泵的运行状态送入DCS监视，对可燃气体报警信号亦送入DCS进行报警显示。
按照本装置的工艺特点，仪表控制方案设计以成熟的单参数定值控制为主，部份采用串级控制、比值控制、分程控制。
本装置共有约30个控制回路，120多个检测点（不含现场表）。
自动化控制方案
本装置预分馏部份采用经典的精馏塔控制方案。
5.2.1抽提蒸馏部份主要为抽提蒸馏塔，控制方案如下：
1）进塔原料流量定值控制；进塔原料温度采用双阀分程控制方案，通过调节换热器贫溶剂旁通量控制。
2）进塔贫溶剂流量按照原料进料量按必然比值进行比值控制。
进塔贫溶剂温度采用双阀分程控制方案,通过调节水冷器贫溶剂旁通量控制。
3）塔底供热量由塔底再沸器加热主蒸汽流量定值控制；其灵敏板温度与小股蒸汽流量（约为总量的5～10％）串级控制，通过微调蒸汽量适应原料组成的波动，凝水罐液位通过调节凝水排出量控制。
4）塔底液位与塔底排出量串级控制，采用均匀调节方案，使回收塔进料流量较平稳。
5）抽提蒸馏塔塔顶回流量定值控制。
6）塔顶回流罐液位通过调节非芳出装置量控制。
5.2.2溶剂回收塔部份控制方案如下：
1）溶剂回收塔在负压下操作，塔顶残压通过调节干式真空泵抽气量来控制。
2）塔顶回流量定值控制。
3）塔顶回流罐液位与芳烃采出量串级控制。
4）塔底供热量由塔底再沸器加热蒸汽凝水流量与塔底温度串级控制。
六、主要设备选型说明
设备归纳
本装置无特殊专用设备及专利设备，不需要指定厂家制造，也没有特殊控制系统。
专利商将在工艺包设计阶段给出详细的设备规格书。
本装置主要工艺设备共有90台，包括塔、换热器、空冷器、容器和泵等，见表1-1。
表1-1主要工艺设备
设备类型
台数
塔
5
换热器
20
空冷器
5
罐
20
泵
42
过滤器
1
合计
90
主要设备选择
6.2.1塔设备采用高效板式塔，不仅节省设备投资，而且保证长周期运行稳固；
6.2.2抽提蒸馏塔采用多段开孔设计，塔板效率高；
6.2.3输送含芳烃物流及溶剂物流采用无泄漏泵，既环保又减少了物料损失；
6.2.4抽真空系统采用干式真空泵，能耗低，无污染。
第二章工艺原理和工艺流程
第一节工艺原理
环丁砜抽提蒸馏从重整汽油中制取芳烃产品是一个物理分离进程，包括预分馏、抽提蒸馏和溶剂回收和溶剂再生四个部份。
预分馏是利用普通蒸馏对原料油进行馏分切割。
环丁砜抽提蒸馏是以环丁砜为选择性溶剂，利用溶剂对苯馏分中各组分相对挥发度影响的不同，通过萃取精馏实现苯与非芳烃分离的进程。
在溶剂环丁砜的作用下，相同碳数的烷烃（P）、环烷烃（N）和芳烃（A）的相对挥发度依次为αP>αN>αA。
与液液抽提相较，抽提蒸馏易于脱除轻质非芳，相对而言难于脱除重质非芳烃。
溶剂和苯馏分在抽提蒸馏塔接触形成气液两相，由于溶剂与芳烃的作使劲更强，使非芳烃富集于气相，于塔顶排出；苯富集于液相并被提纯，于塔底排出。
富集苯的液相进入溶剂回收塔，在塔内进行苯与溶剂的分离，溶剂循环利用。
本工艺采用环丁砜-水的复合溶剂，将抽提蒸馏设计在临界互溶区工作，抽提蒸馏塔操作稳固，易于控制；同时加入水作为助溶剂后，使得溶剂回收塔在相同的操作苛刻度下，贫溶剂中苯含量显著降低，从而显著提高芳烃收率。
第二节工艺流程
一、各塔器的作用
抽提蒸馏装置界区内包括2台塔器：
抽提蒸馏塔和溶剂回收塔。
1）抽提蒸馏塔（T201）：
该塔是利用溶剂分离苯和非芳烃的主要设备,溶剂与进料烃类在塔内进行多级抽提精馏，塔内为汽液两相操作。
溶剂和C6馏分别离由塔的上部和中部进入，塔的顶段（溶剂进料口以上）为溶剂回收段，塔的中段为抽提精馏段，下段为芳烃提浓段。
塔顶取得非芳烃，塔底取得含高纯芳烃的富溶剂。
2）溶剂回收塔（T202）：
来自抽提蒸馏塔T201塔底的富溶剂在此塔内进行减压蒸馏，分离取得苯与贫溶剂。
塔底贫溶剂通过换热后，循环回抽提蒸馏塔T201。
为保证苯产品的质量，将其送入白土罐脱除其中微量酸性物质后再进入苯蒸发塔去除少量的重组分后进入苯查验罐。
二、工艺流程
1.预分馏部份工艺流程
预分馏部份主体设备为1台脱C6塔T101和1台脱C5塔T102。
预分馏部份的原料为来自重束装置的稳固汽油。
原料第一在脱C6塔顶分出C5～C6馏分，然后在脱C5塔顶分出C5馏分，塔底分出C6馏分作为抽提进料。
来自重束装置的稳固汽油经流量计FT1001进入原料缓冲罐V103，在V103分程压控PIC1003的控制下经T101进料调节阀FV1010，然后与脱C6塔塔底重馏分在原料/重组分换热器E101A/B换热后，进入脱C6塔T101中部的第33层塔盘进料，脱C6塔为浮阀塔，设有60层浮阀塔板，靠回流罐放空和补氮分程控制来实现塔压稳固。
塔底采用蒸汽作为热源，加热量由第50块灵敏板温度与再沸器E102蒸汽冷凝水流量串级控制，保证塔底重馏分中苯含量较低，同时保证C5～C6馏分中不带甲苯（甲苯含量小于200mg/kg）。
经蒸馏切割，塔底C7及以上重馏分一路经再沸器E102加热后返回T101，另一路经脱C6塔釜液泵P101A/B升压后，一部份在流量控制下送至脱C5塔再沸器E104作为脱C5塔底的热源，与脱C5塔釜液换热后，再通过原料/重组分换热器E101A/B与原料换热，再经重组分冷却器E106A/B冷却到40℃后，作为高辛烷值汽油组分送出装置，另一部份在塔釜液位与流量串级控制下直接汇到原料/重馏分换热器E101A/B入口。
塔顶C5～C6气相物流（84℃，）在脱C6塔空冷器A101中冷凝冷却至65℃，然后进入脱C6塔回流罐V101。
回流罐中C5～C6馏分由脱C6塔回流泵P102A/B升压后，一部份由流量控制作为回流被送入脱C6塔T101塔
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