芳烃联合装置.docx
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芳烃联合装置
第二章芳烃联合装置
第一节芳烃联合装置的工艺组成及工艺原理
一、概述
芳烃联合装置由PSA制氢装置、芳烃抽提装置、苯抽提蒸馏装置、对二甲苯（PX）装置、中间原料及溶剂油罐区、化学药剂站六大部分组成。
1、PSA制氢装置
PSA制氢装置采用西南化工研究院的PSA专利技术，利用炼油厂催化裂化干气、PX装置释放气为原料，生产纯度%的氢气。
包括变温吸附单元（100#、TSA）、变压吸附单元（200#、PSA）、脱氧干燥单元（300#）三部分。
预处理单元采用变温吸附（TSA）技术，从PX释放气中脱除C5以上高碳烃、甲苯、乙苯等杂质，以获得净化的PX释放气。
基本原理是利用吸附剂对不同的吸附质的选择特性和吸附能力随温度的变化而呈现差异的特性，实现气体混合物的分离和吸附剂的再生。
变压吸附技术是以吸附剂内部表面对气体分子的物理吸附为基础，利用吸附剂在相同压力下对不同组分的吸附能力不同和在不同压力下对同一组分的吸附能力不同的特性进行气体分离的。
2、芳烃抽提装置
芳烃抽提装置采用美国UOP环丁砜工艺技术，以炼油厂重整生成油为原料，主要产品为苯、甲苯、6#溶剂油、橡胶工业用溶剂油。
包括重整生成油预分馏单元、环丁砜抽提单元、B/T精馏单元、溶剂油加氢单元四部分。
重整油中的C6、C7馏分进入抽提塔中部，与塔顶流下的溶剂（第一溶剂）进行逆向接触，抽提溶剂经抽提段和返洗段从塔底部排出，此时溶剂中已经将进料中的芳烃和少量非芳烃溶解下来（该溶剂称为富溶剂）。
为了将溶解在富溶剂中的非芳烃除去，设置了汽提塔，利用组分间相对挥发度不同，非芳烃在汽提塔顶部蒸出，并循环回到抽提塔返洗段进行返洗，以除去溶解在溶剂中的重质非芳烃，减轻在后面芳烃与非芳烃的分离难度，因此可以提高产品纯度。
为了保证芳烃的纯度，在汽提塔顶部引入了一股补充溶剂（第二溶剂），由于这股溶剂在较高温度下进入汽提塔，因此在塔内不消耗热量，这种方法提高了相对挥发度，也提高了芳烃与非芳烃分离的效果。
3、苯抽提蒸馏装置
苯抽提蒸馏装置采用中国石化集团公司北京石油化工科学研究院（RIPP）的萃取蒸馏技术，生产高纯度的苯产品。
包括预分馏单元、抽提蒸馏单元两部分。
预分馏塔的目的是对原料进行预处理，除去C7以上重馏分，为抽提蒸馏提供合格的C6馏分进料。
预分馏塔塔顶产品为C6馏分，送抽提蒸馏塔作为进料，塔底为C7＋重馏分，经换热冷却后送出装置。
预分馏塔重沸器热源由低压蒸汽提供，加热量由重沸器出口凝结水流量进行控制。
抽提蒸馏塔的作用是在溶剂（环丁砜和助溶剂）作用下，实现芳烃与非芳烃分离。
抽提蒸馏塔塔顶产品为非芳烃，作为非芳烃副产品送出装置，塔底产物为富含苯的溶剂，送溶剂回收塔作为进料。
抽提蒸馏塔重沸器热源由中压蒸汽提供，通过控制加热蒸汽量来调节热负荷，加热蒸汽分成两股进行控制，主流股（约80%）由定流量控制，次流股流量（约20%）由灵敏板温度与流量串级控制。
溶剂回收塔的作用是实现苯产品与溶剂的分离。
溶剂回收塔在减压下操作，塔顶残压由压力控制器控制回收塔蒸汽喷射泵的尾气返回量或氮气吸入量进行调节。
溶剂回收塔塔顶产物为苯产品，经白土处理后送往苯检验罐，塔底贫溶剂大部分直接循环使用，少部分去溶剂再生罐进行减压蒸发再生后循环使用。
溶剂回收塔重沸器热源由中压蒸汽提供，加热量由重沸器出口凝结水流量进行控制。
溶剂再生罐实际上是一个减压蒸发器，操作压力由压力控制器控制再生罐蒸汽喷射泵的尾气返回量或氮气吸入量进行调节。
溶剂再生罐热量由内插式溶剂再生罐加热器提供，加热热源为中压蒸汽，加热量由蒸汽凝结水流量进行调节。
再生后溶剂送至贫溶剂泵入口循环使用。
溶剂再生罐罐底残渣采用不定期方式排出。
4、对二甲苯装置
对二甲苯装置采用美国UOP的专利工艺技术，主要生产纯度%的对二甲苯（PX）产品，并富产苯、邻二甲苯（OX）、重芳烃等。
包括甲苯歧化-烷基转移单元、二甲苯异构化单元、二甲苯精馏单元、吸附分离单元四部分。
甲苯歧化-烷基转移单元采用UOP的TATORAY工艺，选用活性、选择性及稳定性较高的新一代TA-4催化剂，在高温作用下，甲苯和C9A发生歧化和烷基转移反应，生成目的产品苯和二甲苯。
可以通过调整甲苯和C9A的比例来实现苯和二甲苯产品的分布。
2003年月份催化剂进行了国产化，使用上海石油化工科学研究院自主开发的HAT-97催化剂，该催化剂最大的特点是可以加工3-5%的C10A，并且具有更高的选择性和转化率。
二甲苯异构化单元采用UOP的ISOMAR工艺，选用乙苯异构型I-9K催化剂，在反应过程中建立限定性平衡，通过环烷烃中间体将乙苯最大限度地转化为二甲苯，采用这种催化剂可以从混合二甲苯中获取最高产率的对二甲苯。
该催化剂稳定性好，反应压力和氢油比低，不需注氯，减少了系统腐蚀，改善了操作环境。
吸附分离单元采用UOP的PAREX工艺，通过多通道旋转阀实现连续逆流接触，利用分子筛选择吸附PX，再用解吸剂对二乙基苯将PX置换解吸，从而达到分离PX的目的。
选用最新分子筛吸附剂ADS-27，改进吸附系统设备和优化工艺参数，增大了吸附塔的处理能力，对二甲苯单程收率可提高到97%，纯度达到%。
二甲苯精馏单元采用精密分馏工艺，将混合芳烃中的C8A、C9A分离出来，分别作为原料提供给吸附分离和歧化单元，从而将联合装置各单元有机的联合起来。
二甲苯塔采用加压操作，操作压力为（a），利用塔顶和塔底高温物流分别作为其它单元集中供热热源，多余的塔顶汽相通过蒸汽发生器发生蒸汽，全塔的热量均被利用，节能效果显着。
5、中间原料及溶剂油罐区负责芳烃联合装置的原料、甲苯、溶剂油的收储工作。
包括中间原料油罐区、溶剂油罐区、芳烃原料罐区三部分。
6、化学药剂站负责化纤生产所需的醋酸、乙二醇、碱的收储工作。
包括化学药剂卸车台、化学药剂罐区两部分。
二、原料、产品质量指标
1、原料
①重整生成油
项目
烷烃
环烷烃
芳烃
C5
C6
C7
C8
C9
C10
C11
C12
合计
②重整氢气
组成
Mol%
杂质
Molppm（≯）
氢气
水
15
甲烷
氯化氢
2
乙烷
硫化氢
1
丙烷
一氧化碳
5
丁烷
二氧化碳
5
戊烷以上
氨
1
③催化裂化干气
组成
Mol%
组成
Mol%
氢气
丁烷
甲烷
丁烯
乙烷
氧气
乙烯
氮气
丙烷
二氧化碳
丙烯
硫化氢
2、产品
①戊烷油
组成
含量（%）
C5戊烷
C5环烷
C6烷烃
C6环烷
苯
合计
②苯（苯抽提蒸馏）
项目
指标
颜色（Pt-Co色号），≯
20
密度（20℃），kg/m3
878～881
酸洗比色，号，≯
1
中性试验
中性
结晶点（干基），℃，≮
总硫含量，ppm，≯
2
烃类杂质含量:
非芳烃含量，wt%，≯
甲苯含量，wt%，≯
铜片腐蚀
通过
外观
透明液体，无不溶水及机械杂质
馏程范围，℃，≯
1（包括）
蒸发残余物，mg/100ml,≯
5
③苯（芳烃抽提）
项目
指标
颜色（Pt-Co色号），≯
20
比重（15.56℃/15.56℃）
～
酸洗比色，号，≯
1
中性试验
中性
结晶点（干基），℃，≮
总硫含量，wtppm，≯
1
烃类杂质含量:
非芳烃含量，wt%，≯
甲苯含量，wt%，≯
铜片腐蚀，
通过
外观
透明液体，无不溶水及机械杂质
馏程范围，℃，≯
1（包括）
蒸发残余物，mg/100ml,≯
5
④苯（歧化）
项目
指标
颜色（Pt-Co色号），≯
20
比重（15.56℃/15.56℃）
～
酸洗比色，号，≯
1
中性试验
中性
结晶点（干基），℃，≮
总硫含量，wtppm，≯
1
烃类杂质含量:
非芳烃含量，wt%，≯
甲苯含量，wt%，≯
铜片腐蚀，
通过
外观
透明液体，无不溶水及机械杂质
馏程范围，℃，≯
1（包括）
蒸发残余物，mg/100ml,≯
5
⑤6#溶剂油及橡胶工业用溶剂油
项目产品
6#溶剂油
橡胶工业用溶剂油
馏
程
初馏点，℃，≮
60
80
98%点，℃，≯
85
110℃馏出量，%，≮
93
120℃馏出量，%，≮
98
残留量，%
芳烃含量，%，≯
溴指数，≯
1000
溴价，≯
密度（20℃），kg/m3
655-681
色度号，≮
+25
硫含量，wtppm，≯
120
硫含量，wt%，≯
蒸发残余物，mg/100ml，≯
3
油渍试验
合格
机械杂质及水分
无
无
铜片腐蚀（50℃，3h），级，≯
1
水溶性酸或碱
无
无
博士试验
通过
⑥邻二甲苯
项目
指标
颜色（Pt-Co色号），≯
20
酸洗比色
酸层颜色不深于重铬酸钾含量为0.15g/l的标准比色液的颜色
总硫含量，wtppm，≯
1
非芳烃+碳九芳烃含量，wt%，≯
外观
清晰，无沉淀物
馏程范围，℃，≯
2（包括）
蒸发残余物，mg/100ml,≯
5
水溶性酸或碱
无
纯度，wt%，≮
95
⑦对二甲苯
项目
指标
颜色（Pt-Co色号），≯
10
酸洗比色，号，≯
2
结晶点（干基），℃，≮
硫含量
无
杂质含量:
NA含量，wt%，≯
间二甲苯含量，wt%，≯
重芳烃含量，wt%，≯
外观
透明液体，无不溶水及机械杂质
馏程范围，℃，≯
2（包括）
纯度,wt%，≯
三、物料平衡
1、PSA制氢装置
序号
物料
收率，%
数据
Kg/h
T/d
×104t/a
进料
1
催化裂化干气
13519
2
PX释放气
367
3
水
119
合计
100
14005
出料
1
氢气
2
解吸气
13551
3
反应水
合计
14005
2、芳烃联合装置
序号
物料
收率，%
数据
Kg/h
T/d
×104t/a
进料
1
重整生成油
68750
4650
2
重整氢气
5075
合计
100
70825
出料
1
PX
26875
645
2
苯（芳烃抽提）
4075
3
苯（苯抽提蒸馏）
6180
4
苯（歧化）
5322
5
OX
3125
75
6
戊烷油
1500
36
7
6#溶剂油
5922
8
橡胶工业用溶剂油
6600
9
轻重NA
1550
10
燃料气
7245
11
重芳烃
2245
54
合计
70825
第二节PSA制氢装置工艺过程及控制
一、原则流程图
从歧化单元高压氢气分离罐排出的低纯度氢气，作为PSA的原料气的一部分，先进入TSA预处理系统，在预处理系统中除掉原料气中的高烃组分。
TSA预处理系统主要由预处理吸附塔A101-1、A101-2再生气加热器E101、再生气冷却器E102和13只程控阀KV101-KV109组成。
TSA预处理系统吸附塔的工作过程按下述过程完成（以A101-1塔为例）：
1、吸附（A）：
原料气从管道PG101进入，经过程控阀KV101A进入吸附塔A101-1。
在原料压力下，高烃组分被吸附剂吸附，净化气经程控阀KV102A、管道PG103进入变压吸附系统。
吸附过程结束后KV101A、KV102A关闭。
2、逆放（D）：
打开程控阀KV104A，吸附塔A101-1的气体经管道FG105、限流阀V113、再生气冷却器E102、管道FG106送出界区。
当吸附塔压力≤打开程控阀KV106加速逆放。
逆放结束时吸附塔A101-1的压力≤。
逆放时打开程控阀KV107，再生气经KV107、管道FG107送出界区。
逆放结束时关闭程控阀KV107。
3、加热再生，打开程控阀KV103A、KV104A、KV106、KV108，再生气加热器101的加热源是蒸汽管网送来的的蒸汽。
在高温低压下，吸附剂吸附的杂质气体解吸出来被再生气体带出吸附塔送出界区。
当吸附塔出口气体温度达到70℃左右，吸附剂得到彻底再生，加热再生结束。
4、冷吹（C）：
关闭程控阀KV108及蒸汽开关，开启程控阀KV109，再生气经程控阀KV109、管道FG104、FG105进入吸附塔对吸附塔降温，当吸附剂达到常温时冷吹结。
关闭程控阀KV109、KV103A、KV104A。
5、充压（R）：
为了给进行下一次吸附做准备，必须对吸附塔进行充压至吸附压力。
打开程控阀KV105，利用另外一只吸附塔出口的净化气经程控阀KV105、手动限流阀进入吸附塔A101-1地其进行充压。
充压至吸附压力，关闭程控阀KV105充压结束。
至此，吸附塔A101-1的一次循环完成，下一步又开始吸附步骤。
吸附塔A101-2的循环步骤与吸附塔A101-1完全一样仅仅时间错开，从而保证原料气连续进来，净化气连续输出。
从界区外送来的催化裂化干气进入原料气水分离罐S201，分离掉液体后经调节阀控制后与变温吸附来的净化气一起进入变压吸附系统。
吸附塔在一个循环过程中需经过吸附均压降逆放抽空及抽空冲洗均压升最终升压等步骤。
现以8-3-3VP流程的其中一个塔（A201－1）为例对吸附塔的一个循环的工作过程进行详说明：
1、吸附（A）：
原料气通过程控阀KV201－1自下而上进入A201－1塔，在工作压力下吸附原料中的杂质组分，末被吸附的氢气组分，通过程控阀KV202－1流出，其中大部分作为产品输出，少部分通过调节阀HV201、程控阀KV205－2、KV205－3、KV205－4分别向吸附塔A201－2、A201－3、A201－4进行最终升压。
吸附步骤完毕，关闭程控阀KV201－1，A201－1停止进原料气。
2、一次均压降（E1D）：
A201－1塔停止吸附后，打开程控阀KV205－1、KV205－5与刚结束二均升步骤的A201－5塔出口端相连，实行第一级压力平衡，均压的A201－1、A201－5两塔压力基本相等，压力约为。
此步骤回收了一部分A201－1塔中的有用气体，一次均压降结束关闭程控阀KV205－1、KV205－5。
3、二次均压降（E2D）：
打开程控阀KV204－1、KV204－6使A201－1塔剩余的气体通过程控阀KV204－1、KV204－6与A201－6塔出口端相连，实行第二级压力平衡，至两塔压力基本相等，压力约为。
关闭程控阀KV204－6。
此步骤回收了一部分A201－1塔中的有用气体。
4、三次均压降（E3D）：
打开程控阀KV204－7，吸附塔A201－1塔剩余的气体仍顺着出品方向通过程控阀KV204－1、KV204－7与刚完成程控步骤的A201－7塔进行第三级压力平衡。
当两塔压力基本相等，压力约为。
三次均压结束，关闭程控阀KV204－1。
吸附塔A201－1塔中的有用气体得到充分的回收。
5、逆向放压（D1、D2）：
吸附塔A201－1三次均压结束后，开启程控阀KV203－1、KV207A。
塔内剩余的气体从塔的入口端排出塔外。
逆向放压分为两步实施：
第一步即压力较高的那部分通过程控阀KV203－1、KV207A，排至解吸气缓冲罐V202直至压力平衡，解吸气缓冲罐内的气体通过调节阀PV205缓慢泄放至真空泵出口；第二步，关闭程控阀KV207A开启程控阀KV208A，让压力较低的那部分逆放气通过程控阀KV208A直接排至真空泵出口，逆向放压结束后吸附塔压力约为左右，关闭程控阀KV203－1、KV208A。
6、抽空冲洗（VC、VP）：
抽空冲洗分两步实施：
第一步（VC）开启程控阀KV206－1使吸附塔A201－1与真空泵入口相连，在抽真空条件下吸附塔A201－1内的吸附剂吸附的杂质气体解吸出来从而吸附剂得到再生；第二步（VP）在抽空后期短时间开启程控阀KV205－1，让少量粗产品气通过调节阀HV201、程控阀KV205－1从吸附塔出口进入对吸附剂一边冲洗一边抽空，使吸附剂得到彻底再生。
抽空冲洗结束后吸附塔压力约为－，关闭程控阀KV205－1、KV206－1。
真空泵抽出的气体进入解吸气缓冲罐V203AB混合后送出界区。
7、三次均压升（E3R）：
吸附塔A201－1抽空冲洗结束后立即为下一次吸附做准备，开启程控阀KV204－1与吸附塔A201－3（控制阀KV204－3已经打开）进行第三次压力平衡，直至两塔压力基本相等，压力约为。
8、二次均压升（E2R）：
三次均压升结束后，程控阀KV204－1仍然打开，与吸附塔A201－4出口端相连进行第二级平衡，吸附塔A201－1压力进一步升高，当二次均压结束后压力达到平衡，压力约为。
关闭程控阀KV204－1。
9、一次均压升（E1R）：
打开程控阀KV205－1、KV205－5使A201－1塔与刚完成吸附步骤的A201－5出口端相连，进行一次均压升，A201－6塔压力进一步升高至两塔压力基本相等，一次均压结束后压力约为。
关闭程控阀KV205－5。
10、最终升压（FH）：
A201－1的最终升压是用粗产品气，通过调节阀HV201、程控阀KV205－1从吸附塔出口进入A201－1，对吸附塔进行充压，最终使压力接近吸附压力。
至此，吸附塔A201-1的一次循环完成，下一步又开始吸附步骤。
其它吸附塔的循环步骤与吸附塔A201-1完全一样仅仅时间错开，从而保证原料气连续进来，净化气连续输出。
脱氧系统由脱氧预热器E301、脱氧器R301、脱氧冷却器E302、前级水分罐S301等设备组成。
从吸附过程送入的粗产品氢进入脱氧预热器E301加热，加热温度要依据粗产品氢中的氧含量多少、脱氧精度要求、脱氧催化剂的活性而定。
干燥系统采用等压干燥技术，工作原理如下：
1、吸附：
从S301出来的气体分成两部分，主气流经调节阀FV301、四通程控阀KV301A进入A301－1，水分被塔内的吸附剂吸收，合格产品氢经四通程控阀KV301B、产品流量计FT302、调节阀PV303送入成品罐V301。
2、加热：
吸附步骤结束后四通程控阀KV301A、KV301B、KV301C旋转90℃改变气流流向，主气流进入A301－2吸附，A301－1进行再生。
粗产品气的一部分经流量计FT301、四通程控阀KV301C、辅肋加热器E303、四通程控阀KV301B进入A301-1对人进行加热。
在加热条件下吸附的水分在后级水分离器S302进行分离排出，气体重新返回干燥入口。
当A301－1出口气体温度达到70℃以上，加热再生步序完成。
3、冷吹：
为了下一次吸附作准备，必须把A301－1的温度降至常温。
四通程控阀KV301C旋转90℃，粗产品气的一部分流经流量计FT301、四通程控阀KV301C、KV301A进入产品干燥器A301－1对其冷吹降温，从A301－1出来的气体经四通程控阀KV301B对A302进行加热。
从A302出来的气体经四通阀KV301C、干燥器E304，冷却后的水分在后级分离罐S302进行分离排出，气体重新返回干燥器入口。
当A301－1出口气体温度达到常温，冷吹步序再生完成。
至此产品干燥A301－1的一次循环完成，接下来进行下一次循环。
二、主要工艺指标
1、TSA操作条件
过程
时间（min）
工作压力（Mpa）
吸附
240
逆放
10
热吹
230
冷吹
230
终充
10
周期
480
2、PSA操作条件（以8-3-3VP为例）
序号
步骤
压力（Mpa）
温度（℃）
时间（S）
1
吸附
40
180
2
一均降
40
20
3
二均降
40
40
4
三均降
40
40
5
逆放
40
40
6
抽空
40
60
7
三均升
40
40
8
二均升
40
40
9
一均升
40
20
10
终充
40
40
3、脱氧塔操作条件
操作温度：
50-120℃；压力：
。
第三节芳烃抽提装置重整生成油预分馏单元工艺过程及控制
一、原则流程图
预分馏目的是将脱丁烷重整油进行切割，为抽提单元提供合格的抽提
原料。
脱丁烷重整油自连续重整装置自压入（或从油品罐区送入）预分馏单元，经过进料缓冲罐13D01、脱戊烷塔进料泵13P01A/B及脱戊塔进料/塔底出料换热器13E01后进入脱戊塔13C01进行C5—馏分的切割。
戊烷馏分自13C01塔顶馏出，经过空冷13E02冷凝后进入回流罐13D02。
采用压力及压差控制方法控制13C01和13D02的操用压力。
13D02底部的戊烷馏分经回流泵13P02A/B升压后，一部分送回13C01顶作回流，另一部分经冷却器13E03冷却后送出装置。
脱烷重整汽油自13C01塔底泵13P03A/B抽出经13E01换热后送至重整油分馏塔13C02进行轻、重组分的切割。
13C02顶馏出物经空冷器13E05冷凝后进入回流罐13D03，该罐靠补充氮气来维持压力。
13D03底部油相经回流泵13P04A/B升压后，一部分送回13C02顶作回流，另一部分经13E09换热及13E06冷却后作为抽提进料送入抽提单元。
13C02底部物料用泵13P05A/B升压后送入二甲苯分馏单元或经开停工冷却器13E08冷却后送入中间罐区不合格储罐。
二、主要工艺指标
位号
名称
温度℃
压力（Mpa）
回流比
塔顶
进料
塔底
塔顶
塔底
13-C-01
脱戊烷塔
65
112
143
（/F）
13-C-02
脱庚烷塔
106
113
176
（/F）
第四节芳烃抽提装置环丁砜抽提单元工艺过程及控制
一、原则流程图
抽提单元的目的是利用溶剂对芳烃和非芳烃的溶解能力不同将抽提进料中的芳烃和非芳烃分离开，然后用精馏的方法将芳烃分离成苯和甲苯。
来自预分馏单元的抽提原料经抽提原料罐14D11，由抽提进料泵14P01A/B升压后，进入抽提塔14C01下部作为连续相，贫溶剂自抽提塔顶部进入作为分散相。
由于分散相密度较大靠重力自上而下通过筛孔分散成小液滴而与连续相均匀地逆向接触。
由于芳烃在溶剂中的溶解度大于非芳烃，所以原料中的芳烃溶解于溶剂中形成富溶剂从塔底流出，不溶于溶剂的非芳烃从塔顶流出。
非芳烃经非芳烃冷却器冷却后，作为分散相进入非芳烃水洗塔14C02下部，水洗水作为连续相从塔顶进入，与分散相逆向接触。
水洗后的非芳烃自塔顶流出，经非芳烃泵14P03A/B升压后分成两部分，一部分作为上循环与进料混合，返回塔底部进行循环，保证塔的过孔速率；另一部分送至溶剂油单元或送出装置；洗涤水从塔底流出，至水汽提塔的顶部。
为了提高水洗效果，用非芳烃水洗循环泵14P0
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