芳烴聯(lián)合裝置(推薦文檔

1、第二章芳烴聯(lián)合裝置31第一節(jié) 芳烴聯(lián)合裝置的工藝組成及工藝原理一、概述芳烴聯(lián)合裝置由PSA制氫裝置、芳烴抽提裝置、苯抽提蒸餾裝置、對二甲苯（PX） 裝置、中間原料及溶劑油罐區(qū)、化學藥劑站六大部分組成。1、PSA 制氫裝置PSA 制氫裝置采用西南化工研究院的 PSA 專利技術(shù)，利用煉油廠催化裂化干氣、 PX 裝置釋放氣為原料，生產(chǎn)純度 99.99%的氫氣。包括變溫吸附單元（ 100#、TSA ）、 變壓吸附單元（200#、PSA）、脫氧干燥單元（300#）三部分。預處理單元采用變溫吸附（TSA）技術(shù)，從PX釋放氣中脫除C5以上高碳烴、 甲苯、乙苯等雜質(zhì)，以獲得凈化的 PX 釋放氣?；驹硎抢?/p>

2、吸附劑對不同的吸附 質(zhì)的選擇特性和吸附能力隨溫度的變化而呈現(xiàn)差異的特性， 實現(xiàn)氣體混合物的分離和 吸附劑的再生。變壓吸附技術(shù)是以吸附劑內(nèi)部表面對氣體分子的物理吸附為基礎，利 用吸附劑在相同壓力下對不同組分的吸附能力不同和在不同壓力下對同一組分的吸 附能力不同的特性進行氣體分離的。2、芳烴抽提裝置芳烴抽提裝置采用美國 UOP 環(huán)丁砜工藝技術(shù)，以煉油廠重整生成油為原料，主 要產(chǎn)品為苯、甲苯、 6#溶劑油、橡膠工業(yè)用溶劑油。包括重整生成油預分餾單元、環(huán) 丁砜抽提單元、 B/T 精餾單元、溶劑油加氫單元四部分。重整油中的 C6、C7 餾分進入抽提塔中部，與塔頂流下的溶劑（第一溶劑）進行 逆向接觸，抽提

3、溶劑經(jīng)抽提段和返洗段從塔底部排出，此時溶劑中已經(jīng)將進料中的芳 烴和少量非芳烴溶解下來（該溶劑稱為富溶劑） 。為了將溶解在富溶劑中的非芳烴除 去，設置了汽提塔，利用組分間相對揮發(fā)度不同，非芳烴在汽提塔頂部蒸出，并循環(huán) 回到抽提塔返洗段進行返洗，以除去溶解在溶劑中的重質(zhì)非芳烴，減輕在后面芳烴與 非芳烴的分離難度，因此可以提高產(chǎn)品純度。為了保證芳烴的純度，在汽提塔頂部引 入了一股補充溶劑（第二溶劑） ，由于這股溶劑在較高溫度下進入汽提塔，因此在塔 內(nèi)不消耗熱量，這種方法提高了相對揮發(fā)度，也提高了芳烴與非芳烴分離的效果。3、苯抽提蒸餾裝置苯抽提蒸餾裝置采用中國石化集團公司北京石油化工科學研究院（RIP

4、P）的萃取蒸餾技術(shù)，生產(chǎn)高純度的苯產(chǎn)品。包括預分餾單元、抽提蒸餾單元兩部分。預分餾塔的目的是對原料進行預處理，除去 C7以上重餾分，為抽提蒸餾提供合 格的C6餾分進料。預分餾塔塔頂產(chǎn)品為 C6餾分，送抽提蒸餾塔作為進料，塔底為 C7 重餾分，經(jīng)換熱冷卻后送出裝置。預分餾塔重沸器熱源由低壓蒸汽提供，加熱量由重沸器出口凝結(jié)水流量進行控制。抽提蒸餾塔的作用是在溶劑（環(huán)丁砜和助溶劑）作用下，實現(xiàn)芳烴與非芳烴分離。抽提蒸餾塔塔頂產(chǎn)品為非芳烴，作為非芳烴副產(chǎn)品送出裝置，塔底產(chǎn)物為富含苯的溶 劑，送溶劑回收塔作為進料。抽提蒸餾塔重沸器熱源由中壓蒸汽提供，通過控制加熱 蒸汽量來調(diào)節(jié)熱負荷， 加熱蒸汽分成兩股進

5、行控制， 主流股（約 80%）由定流量控制，次流股流量（約 20%）由靈敏板溫度與流量串級控制。溶劑回收塔的作用是實現(xiàn)苯產(chǎn)品與溶劑的分離。 溶劑回收塔在減壓下操作， 塔頂殘壓由壓力控制器控制回收塔蒸汽噴射泵的尾氣返回量或氮氣吸入量進行調(diào)節(jié)。 溶劑 回收塔塔頂產(chǎn)物為苯產(chǎn)品，經(jīng)白土處理后送往苯檢驗罐，塔底貧溶劑大部分直接循環(huán)使用，少部分去溶劑再生罐進行減壓蒸發(fā)再生后循環(huán)使用。溶劑回收塔重沸器熱源由 中壓蒸汽提供，加熱量由重沸器出口凝結(jié)水流量進行控制。溶劑再生罐實際上是一個減壓蒸發(fā)器，操作壓力由壓力控制器控制再生罐蒸汽 噴射泵的尾氣返回量或氮氣吸入量進行調(diào)節(jié)。 溶劑再生罐熱量由內(nèi)插式溶劑再生罐加 熱

6、器提供，加熱熱源為中壓蒸汽，加熱量由蒸汽凝結(jié)水流量進行調(diào)節(jié)。再生后溶劑送 至貧溶劑泵入口循環(huán)使用。溶劑再生罐罐底殘渣采用不定期方式排出。4、對二甲苯裝置對二甲苯裝置采用美國 UOP 的專利工藝技術(shù)，主要生產(chǎn)純度 99.8%的對二甲苯 （PX）產(chǎn)品，并富產(chǎn)苯、鄰二甲苯（OX）、重芳烴等。包括甲苯歧化-烷基轉(zhuǎn)移單元、 二甲苯異構(gòu)化單元、二甲苯精餾單元、吸附分離單元四部分。甲苯歧化 -烷基轉(zhuǎn)移單元采用 UOP 的 TATORAY 工藝，選用活性、 選擇性及穩(wěn)定 性較高的新一代 TA-4 催化劑，在高溫作用下， 甲苯和 C9A 發(fā)生歧化和烷基轉(zhuǎn)移反應， 生成目的產(chǎn)品苯和二甲苯。 可以通過調(diào)整甲苯和 C

7、9A 的比例來實現(xiàn)苯和二甲苯產(chǎn)品的 分布。 2003 年月份催化劑進行了國產(chǎn)化，使用上海石油化工科學研究院自主開發(fā)的 HAT-97催化劑，該催化劑最大的特點是可以加工 3-5%的CioA，并且具有更高的選擇 性和轉(zhuǎn)化率。二甲苯異構(gòu)化單元采用 UOP 的 ISOMAR 工藝，選用乙苯異構(gòu)型 I-9K 催化劑， 在反應過程中建立限定性平衡，通過環(huán)烷烴中間體將乙苯最大限度地轉(zhuǎn)化為二甲苯， 采用這種催化劑可以從混合二甲苯中獲取最高產(chǎn)率的對二甲苯。該催化劑穩(wěn)定性好， 反應壓力和氫油比低，不需注氯，減少了系統(tǒng)腐蝕，改善了操作環(huán)境。吸附分離單元采用UOP的PAREX工藝，通過多通道旋轉(zhuǎn)閥實現(xiàn)連續(xù)逆流接觸，

8、利用分子篩選擇吸附PX，再用解吸劑對二乙基苯將 PX置換解吸，從而達到分離PX 的目的。選用最新分子篩吸附劑 ADS-27,改進吸附系統(tǒng)設備和優(yōu)化工藝參數(shù)，增大 了吸附塔的處理能力，對二甲苯單程收率可提高到 97%，純度達到 99.80%。1.0Mpa 蒸汽，全塔的熱量二甲苯精餾單元采用精密分餾工藝， 將混合芳烴中的 C8A、C9A 分離出來， 分別 作為原料提供給吸附分離和歧化單元，從而將聯(lián)合裝置各單元有機的聯(lián)合起來。二甲 苯塔采用加壓操作，操作壓力為1.0Mpa （a）,利用塔頂和塔底高溫物流分別作為其它 單元集中供熱熱源，多余的塔頂汽相通過蒸汽發(fā)生器發(fā)生 均被利用，節(jié)能效果顯著。甲苯、溶

9、劑油的收儲工作。5、中間原料及溶劑油罐區(qū)負責芳烴聯(lián)合裝置的原料、 包括中間原料油罐區(qū)、溶劑油罐區(qū)、芳烴原料罐區(qū)三部分。6化學藥劑站負責化纖生產(chǎn)所需的醋酸、乙二醇、堿的收儲工作。包括化學藥 劑卸車臺、化學藥劑罐區(qū)兩部分。二、原料、產(chǎn)品質(zhì)量指標1、原料 重整生成油項目烷烴環(huán)烷烴芳烴C52.000.21C68.860.8910.73C76.830.5021.55C82.250.3725.92C90.390.0216.00C100.050.062.42C110.040.010.72C120.020.16合計20.442.0677.50 重整氫氣組成Mol%雜質(zhì)Mol ppm ()氫氣90.22水15甲

10、烷3.40氯化氫2乙烷2.80硫化氫1丙烷2.00一氧化碳5丁烷0.78二氧化碳5戊烷以上0.80氨1 催化裂化干氣組成Mol%組成Mol%氫氣26.44丁烷0.21甲烷28.21丁烯0.45乙烷13.06氧氣1.00乙烯13.73氮氣14.33丙烷0.20二氧化碳1.70丙烯1.12硫化氫1.05 ppm2、產(chǎn)品 戊烷油組成含量（%）C5戊烷83.41C5環(huán)烷4.35C6烷烴12.01C6環(huán)烷0.02苯0.21合計100.00 苯（苯抽提蒸餾）項目指標顏色（Pt-Co色號），20密度(20 C) , kg/m3878881酸洗比色，號，1中性試驗中性結(jié)晶點（干基），C，玄5.40總硫含量 ，

11、ppm 2烴類雜質(zhì)含量： 非芳烴含量，wt%, 甲苯含量，wt%,0.100.05銅片腐蝕通過外觀透明液體，無不溶水及機械雜質(zhì)餾程范圍，C,1 (包括 80.1 )蒸發(fā)殘余物，mg/100ml, 5 苯（芳烴抽提）項目指標顏色（Pt-Co色號），20比重(15.56 C /15.56 C)0.882 0.886酸洗比色，號，1中性試驗中性結(jié)晶點（干基），C，玄5.45總硫含量 ，wtppm,1烴類雜質(zhì)含量： 非芳烴含量，wt% 甲苯含量，wt%,0.0200.015銅片腐蝕，通過外觀透明液體，無不溶水及機械雜質(zhì)餾程范圍，C,1 (包括 80.1 )蒸發(fā)殘余物，mg/100ml, 5 苯（歧化）

12、項目指標顏色（Pt-Co色號），20比重(15.56 C /15.56 C)0.882 0.886酸洗比色，號，1中性試驗中性結(jié)晶點（干基），C，玄5.25總硫含量 ，wtppm,1烴類雜質(zhì)含量： 非芳烴含量，wt%, 甲苯含量，wt%,0.350.05銅片腐蝕，通過外觀透明液體，無不溶水及機械雜質(zhì)餾程范圍，C,1 （包括 80.1）蒸發(fā)殘余物，mg/100ml, 5 6#溶劑油及橡膠工業(yè)用溶劑油項B亠品6#溶劑油橡膠工業(yè)用溶劑油餾程初餾點，c，玄608098%點，C,85110C餾出量，%, 93120 C餾出量，%, 1.53.2溴指數(shù)，1000溴價，0.143密度（20 C ）, kg/

13、m655-681色度號，玄+25硫含量，wtppm,120硫含量，wt% 0.02蒸發(fā)殘余物，mg/100ml , 3油漬試驗合格機械雜質(zhì)及水分無無銅片腐蝕（50C, 3h）,級，1水溶性酸或堿無無博士試驗通過 鄰二甲苯項目指標顏色（Pt-Co色號），20酸洗比色酸層顏色不深于重鉻酸鉀含量為0.15g/l的標準比色液的顏色總硫含量 ，wtppm,1非芳烴+碳九芳烴含量，wt%,1.5外觀清晰，無沉淀物餾程范圍，c,2 （包括 144.4 ）蒸發(fā)殘余物，mg/100ml, 5水溶性酸或堿無純度，wt%, 間二甲苯含量，wt%, 重芳烴含量，wt%, 0.10.20.2外觀透明液體，無不溶水及機械

14、雜質(zhì)餾程范圍，C,2 （包括 138.4 ）純度，wt% , 99.80三、物料平衡1、PSA制氫裝置序號物料收率，%數(shù)據(jù)Kg/hT/d4X 104t/a進料1催化裂化干氣96.5313519324.4610.822PX釋放氣2.623678.810.293水0.851192.860.09合計10014005336.1311.21出料1氫氣2.83396.29.510.322解吸氣96.7613551325.2210.843反應水0.4157.81.40.05合計100.0014005336.1311.212、芳烴聯(lián)合裝置序號物料收率，%數(shù)據(jù)Kg/hT/d4X 10 t/a進料1重整牛成油97

15、.0768750465055.002重整氫氣2.93507549.81.66合計100708251699.856.66出料1PX37.942687564521.502苯（芳烴抽提）5.75407597.83.263苯（苯抽提蒸餾）8.726180148.24.944苯（歧化）7.525322127.84.265OX4.413125752.56戊烷油2.121500361.2076#溶劑油8.335922141.64.728橡膠工業(yè)用溶劑油9.326600158.45.289輕重NA2.49155037.21.4110燃料氣10.227245173.75.7911重芳烴3.182245541.8

16、0合計100.00708251699.856.66第二節(jié)PSA制氫裝置工藝過程及控制一、原則流程圖2水:W啜壓用祖問WM/hKOJ/l-qff喂汎至FllK5llb3；li-flCJ氨耳至n、PIk 4a3fllU3/h.從歧化單元高壓氫氣分離罐排出的低純度氫氣，作為PSA的原料氣的一部分，先進入TSA預處理系統(tǒng)，在預處理系統(tǒng)中除掉原料氣中的高烴組分。TSA預處理系統(tǒng)主要由預處理吸附塔A101-1、A101-2再生氣加熱器E101、再生氣冷卻器E102和13只 程控閥KV101-KV109組成。TSA預 處理系統(tǒng)吸附塔的工作過程按下述過程完成 (以 A101-1塔為例)：1、吸附(A):原料氣

17、從管道PG101進入，經(jīng)過程控閥KV101A進入吸 附塔A101-1。在原料壓力下，高烴組分被吸附劑吸附，凈化氣經(jīng)程控閥KV102A管道PG103進入變壓吸附系統(tǒng)。吸附過程結(jié)束后 KV101A KV102A關(guān)閉。2、逆放(D): 打開程控閥KV104A吸附塔A101-1的氣體經(jīng)管道FG105限流閥V113再生氣冷 卻 器E102、管道FG106送出界區(qū)。當吸附塔壓力W 0.2MPa打開程控閥KV106加速逆放。 逆放結(jié)束時吸附塔 A101-1的壓力W 0.03MPa。逆放時打開程控閥 KV107,再生氣經(jīng) KV107管道FG107送出界區(qū)。逆放結(jié)束時關(guān)閉程控閥 KV107。3、加熱再生，打開程

18、 控閥KV103A KV104A KV106、KV108再生氣加熱器101的加熱源是蒸 汽管網(wǎng)送來 的1.0MPa的蒸汽。在高溫低壓下，吸附劑吸附的雜質(zhì)氣體解吸出來被再生氣體帶出 吸附塔送出界區(qū)。當吸附塔出口氣體溫度達到70r左右，吸附劑得到徹底再生，加熱 再生結(jié)束。4、冷吹(C):關(guān)閉程控 閥KV108及蒸汽開關(guān)，開啟程控閥KV109再生氣 經(jīng)程控閥KV109管道FG104 FG105進入吸附塔對吸附塔降溫，當吸附劑達到常溫時 冷吹結(jié)。關(guān)閉程控閥KV109 KV103A KV104A 5、充壓(R):為了給進行下一次吸附 做準備，必須對吸附塔進行充壓至吸附壓力。打開程控閥KV105利用另外一

19、只吸附塔出口的凈化氣經(jīng)程控閥 KV105手動限流閥進入吸附塔 A101-1地其進行充壓。充壓 至吸附壓力，關(guān)閉程控閥KV105充壓結(jié)束。至此，吸附塔A101-1的一次循環(huán)完成，下一步又開始吸附步驟。吸附塔A101-2的循環(huán)步驟與吸附塔A101-1完全一樣僅僅時 間錯開，從而保證原料氣連續(xù)進來，凈化氣連續(xù)輸出。從界區(qū)外送來的催化裂化干氣進入原料氣水分離罐S201,分離掉液體后經(jīng)調(diào)節(jié)閥1、控制 后與變溫吸附來的凈化氣一起進入變壓吸附系統(tǒng)。吸附塔在一個循環(huán)過程中需 經(jīng)過吸附 均壓降 逆放 抽空及抽空沖洗 均壓升 最終升壓等步驟。 現(xiàn)以 8-3-3VP 流程的其中一個塔（ A201 1）為例對吸附塔的

20、一個循環(huán)的工作過程進行詳說明： 吸附（A）:原料氣通過程控閥KV201 1自下而上進入A201 1塔，在0.6 MPa工作壓力下吸附原料中的雜質(zhì)組分，末被吸附的氫氣組分，通過程控閥KV2021 流出，其中大部分作為產(chǎn)品輸出，少部分通過調(diào)節(jié)閥HV201程控閥KV20A 2、KV20A 3、KV205 4分別向吸附塔A201 2、A201 3、A201 4進行最終升壓。吸附步驟完畢，關(guān) 閉程控閥 KV201 1 ， A201 1 停止進原料氣。 2、一次均壓降（ E1D）: A201 1 塔停止 吸附后，打開程控閥KV205- 1、KV205- 5與剛結(jié)束二均升步驟的 A201- 5塔出口端 相連

21、，實行第一級壓力平衡，均壓的 A2011、A201 5兩塔壓力基本相等，壓力約 為0.43MPa此步驟回收了一部分 A201- 1塔中的有用氣體，一次均壓降結(jié)束關(guān)閉程 控閥 KV205- 1、KV205- 5。3、二次均壓降（E2D :打開程控閥 KV204- 1、KV204 6 使A201 1塔剩余的氣體通過程控閥 KV204 1、KV204 6與A201- 6塔出口端相連， 實行第二級壓力平衡，至兩塔壓力基本相等，壓力約為0.26MPa關(guān)閉程控閥KV204KV2041、6。此步驟回收了一部分A201 1塔中的有用氣體。4、三次均壓降（E3D：打開程 控閥KV204-7,吸附塔A201 1塔

22、剩余的氣體仍順著出品方向通過程控閥KV204 7 與剛完成程控步驟的 A201 7 塔進行第三級壓力平衡。當兩塔壓力基本相 等，壓力約為0.09MPa三次均壓結(jié)束，關(guān)閉程控閥 KV204- 1。吸附塔A201- 1塔中 的有用氣體得到充分的回收。5、逆向放壓（D1、D2）:吸附塔A201 1三次均壓結(jié)束 后，開啟程控閥KV203- 1、KV207A塔內(nèi)剩余的氣體從塔的入口端排出塔外。逆向放 壓分為兩步實施：第一步即壓力較高的那部分通過程控閥 KV203- 1、KV207A排至解 吸氣緩沖罐V202直至壓力平衡，解吸氣緩沖罐內(nèi)的氣體通過調(diào)節(jié)閥PV205緩慢泄放至真空泵出口；第二步，關(guān)閉程控閥 K

23、V207A開啟程控閥KV208A讓壓力較低的那部 分逆放氣通過程控閥KV208A直接排至真空泵出口，逆向放壓結(jié)束后吸附塔壓力約為0.03MPa左右，關(guān)閉程控閥 KV203- 1、KV208A 6、抽空沖洗（VC VP）:抽空沖洗分 兩步實施：第一步（VC開啟程控閥KV206- 1使吸附塔A201 1與真空泵入口相連， 在抽真空條件下吸附塔 A2011 內(nèi)的吸附劑吸附的雜質(zhì)氣體解吸出來從而吸附劑得到 再生；第二步（VF）在抽空后期短時間開啟程控閥 KV20A 1,讓少量粗產(chǎn)品氣通過調(diào) 節(jié)閥HV201程控閥KV205- 1從吸附塔出口進入對吸附劑一邊沖洗一邊抽空，使吸附劑得到徹底再生。抽空沖洗結(jié)束

24、后吸附塔壓力約為一0.08MPa關(guān)閉程控閥KV205- 1、 KV206- 1。真空泵抽出的氣體進入解吸氣緩沖罐 V203AB昆合后送出界區(qū)。7、三次均 壓升（E3R :吸附塔A201- 1抽空沖洗結(jié)束后立即為下一次吸附做準備，開啟程控閥 KV204 1 與吸附塔 A201 3（控制閥 KV204 3 已經(jīng)打開）進行第三次壓力平衡，直 至兩塔壓力基本相等，壓力約為0.09MPa 8、二次均壓升（E2R:三次均壓升結(jié)束后， 程控閥 KV2041 仍然打開，與吸附塔 A2014 出口端相連進行第二級平衡，吸附塔 A201- 1壓力進一步升高，當二次均壓結(jié)束后壓力達到平衡，壓力約為0.26 MPa關(guān)

25、閉程控閥KV204- 1。9、一次均壓升（E1R:打開程控閥KV20A 1、KV205- 5使A201 1塔與剛完成吸附步驟的 A201- 5出口端相連，進行一次均壓升，A201 6塔壓力 進一步升高至兩塔壓力基本相等，一次均壓結(jié)束后壓力約為0.43 MPa關(guān)閉程控閥KV20A5。10、最終升壓（FH）: A2011的最終升壓是用粗產(chǎn)品氣，通過調(diào)節(jié)閥HV201 程控閥KV205- 1從吸附塔出口進入A201 1,對吸附塔進行充壓，最終使壓力接近吸 附壓力。至此，吸附塔 A201-1 的一次循環(huán)完成，下一步又開始吸附步驟。其它吸附 塔的循環(huán)步驟與吸附塔 A201-1 完全一樣僅僅時間錯開，從而保

26、證原料氣連續(xù)進來， 凈化氣連續(xù)輸出。脫氧系統(tǒng)由脫氧預熱器 E301、脫氧器R301、脫氧冷卻器E302前級水分罐S301等設備組成。從吸附過程送入的粗產(chǎn)品氫進入脫氧預熱器E301加熱，加熱溫度要依據(jù)粗產(chǎn)品氫中的氧含量多少、脫氧精度要求、脫氧催化劑的活性而定。干燥系統(tǒng)采用 等壓干燥技術(shù)，工作原理如下：1、吸附：從S301出來的氣體分成兩部分，主氣流經(jīng)調(diào)節(jié)閥FV301、四通程控閥KV301A進入A301- 1,水分被塔內(nèi)的吸附劑吸收，合格 產(chǎn)品氫經(jīng)四通程控閥KV301B產(chǎn)品流量計FT302調(diào)節(jié)閥PV303送入成品罐V301。2、 加熱：吸附步驟結(jié)束后四通程控閥 KV301A KV301B KV30

27、1C旋轉(zhuǎn)90r改變氣流流向,主氣流進入A301-2吸附，A301- 1進行再生。粗產(chǎn)品氣的一部分經(jīng)流量計 FT301、 四通程控閥KV301C輔肋加熱器E303四通程控閥KV301B進入A301-1對人進行加 熱。在加熱條件下吸附的水分在后級水分離器S302進行分離排出，氣體重新返回干燥入口。當A301- 1出口氣體溫度達到70r以上，加熱再生步序完成。3、冷吹：為 了下一次吸附作準備，必須把A301- 1的溫度降至常溫。四通程控閥KV301（旋轉(zhuǎn)90r， 粗產(chǎn)品氣的一部分流經(jīng)流量計 FT301、四通程控閥KV301C KV301A進入產(chǎn)品干燥器 A301- 1對其冷吹降溫，從 A301- 1

28、出來的氣體經(jīng)四通程控閥 KV301B對A302進行加 熱。從A302出來的氣體經(jīng)四通閥KV301C干燥器E304,冷卻后的水分在后級分離罐 S302進行分離排出，氣體重新返回干燥器入口。當 A301- 1出口氣體溫度達到常溫， 冷吹步序再生完成。至此產(chǎn)品干燥A301- 1的一次循環(huán)完成，接下來進行下一次循環(huán)。二、主要工藝指標1、TSA操作條件過程時間（min）工作壓力（Mpa）吸附2400.65逆放100.65-0.02熱吹2300.02冷吹2300.02終充100.02-0.65周期4802、PSA操作條件（以8-3-3VP為例）序號步驟壓力（Mpa）溫度（r ）時間（S）1吸附0.6401

29、802一均降0.4340203二均降0.2640404三均降0.0940405逆放0.0340406抽空-0.0840607三均升0.0940408二均升0.2640409一均升0.43402010終充0.6240403、脫氧塔操作條件操作溫度：50-120r ;壓力：0.58Mpa。第三節(jié)芳烴抽提裝置重整生成油預分餾單元工藝過程及控制一、原則流程圖b3.rfttt油W擦洎廠 i. 37/Ksn3*P-D515-E-4Te. orZtiU 時至 lS-C-02站 J：/lfC&x CTffl卅至 1&-D-1132 sr/H預分餾目的是將脫丁烷重整油進行切割，為抽提單元提供合格的抽提 原料。脫

30、丁烷重整油自連續(xù)重整裝置自壓入（或從油品罐區(qū)送入）預分餾單元，經(jīng)過進 料緩沖罐13D01、脫戊烷塔進料泵13P01A/B及脫戊塔進料/塔底出料換熱器13E01后 進入脫戊塔13C01進行C5餾分的切割。戊烷餾分自13C01塔頂餾出，經(jīng)過空冷13E02 冷凝后進入回流罐13D02。采用壓力及壓差控制方法控制 13C01和13D02的操用壓 力。13D02底部的戊烷餾分經(jīng)回流泵13P02A/B升壓后，一部分送回13C01頂作回流， 另一部分經(jīng)冷卻器13E03冷卻后送出裝置。脫烷重整汽油自13C01塔底泵13P03A/B 抽出經(jīng)13E01換熱后送至重整油分餾塔13C02進行輕、重組分的切割。13C0

31、2頂餾出 物經(jīng)空冷器13E05冷凝后進入回流罐13D03,該罐靠補充氮氣來維持壓力。13D03底 部油相經(jīng)回流泵13P04A/B升壓后，一部分送回13C02頂作回流，另一部分經(jīng)13E09 換熱及13E06冷卻后作為抽提進料送入抽提單元。13C02底部物料用泵13P05A/B升 壓后送入二甲苯分餾單元或經(jīng)開停工冷卻器13E08冷卻后送入中間罐區(qū)不合格儲罐。二、主要工藝指標位號名稱溫度C壓力（Mpa）回流比塔頂進料塔底塔頂塔底13-C-01脫戊烷塔651121430.1930.280.16 (/F)13-C-02脫庚烷塔1061131760.040.140.49 (/F)第四節(jié)芳烴抽提裝置環(huán)丁砜抽

32、提單元工藝過程及控制一、原則流程圖ll-C-KLl-C-CM N-D-OSIfl-E-DSi4-D-n-C-D-i諂頤*-H-r-w回I辰I一頁氣T t |*7btB6Ld-I-M1諌汽一L-I-L9工la-keI H-F-O匚 盂點.L-B-LLH-l-B,；A=E-wjubjVMT占ZELBM-r-DB至*-f-061 1低Sffl旣議s J|漫踣姬 葉f14-D-Za I o |_doTH*櫓蹤ft水Ifl-U-EK存jW/K 升 S 至 iq-b*；5T7抽殺SSSM-D-LT211/KSS 至 iq-l抽提單元的目的是利用溶劑對芳烴和非芳烴的溶解能力不同將抽提進料中的芳 烴和非芳烴分

33、離開，然后用精餾的方法將芳烴分離成苯和甲苯。來自預分餾單元的抽提原料經(jīng)抽提原料罐14D11，由抽提進料泵14P01A/B升壓后，進入抽提塔14C01下部作為連續(xù)相，貧溶劑自抽提塔頂部進入作為分散相。由于 分散相密度較大靠重力自上而下通過篩孔分散成小液滴而與連續(xù)相均勻地逆向接觸。 由于芳烴在溶劑中的溶解度大于非芳烴，所以原料中的芳烴溶解于溶劑中形成富溶劑從塔底流出，不溶于溶劑的非芳烴從塔頂流出。非芳烴經(jīng)非芳烴冷卻器冷卻后，作為分散相進入非芳烴水洗塔14C02下部，水洗 水作為連續(xù)相從塔頂進入，與分散相逆向接觸。水洗后的非芳烴自塔頂流出，經(jīng)非芳 烴泵14P03A/B升壓后分成兩部分，一部分作為上循

34、環(huán)與進料混合，返回塔底部進行 循環(huán)，保證塔的過孔速率；另一部分送至溶劑油單元或送出裝置； 洗滌水從塔底流出， 至水汽提塔的頂部。為了提高水洗效果，用非芳烴水洗循環(huán)泵14P02A/B從塔底側(cè)線抽出一股洗滌水經(jīng)14E02送回非芳烴水洗塔14C02底部進行下循環(huán)。從抽提塔底部流 出的富溶劑，經(jīng)貧溶劑換熱器14E01與貧溶劑換熱后，自壓入汽提塔14C03的頂部， 進行抽提蒸餾。汽提塔頂餾出物經(jīng)汽提塔空冷器14E19冷凝后進入汽提塔回流罐14D02,在14D02中分成油相和水相。其中水相用汽提塔頂水泵14P05A/B升壓后與非芳烴水洗塔底部的洗滌水混合作為水汽提的進料，一起進入水汽提塔的頂部。油相 經(jīng)抽

35、提塔返洗泵14P06A/B升壓后，進入抽提塔底部置換富溶劑中的重質(zhì)非芳烴。自 汽提塔底部餾出的富溶劑經(jīng)汽提塔底泵 14P04A/B升壓后，作為水汽提塔重沸器14E07 的熱源，換熱后進入回收塔14C04的中部第16塊塔板。汽提塔底由汽提塔底重沸器 14E03供熱。回收塔頂餾出物經(jīng)回收塔空冷器14E20冷凝后，再經(jīng)回收塔后冷器14E08冷卻后， 進入回收塔回流罐14D04。在回流罐中分成水相和芳烴油相，水相經(jīng)水洗水泵14P10A/B升壓后進入非芳烴水洗塔的頂部，作為非芳烴的水洗水。油相經(jīng)回收塔回 流泵14P11A/B升壓后分成兩部分，一部分作為回流進入回收塔的頂部。另一部分送 至芳烴原料罐14D

36、14內(nèi)?；厥账琢鞒龅呢毴軇┙?jīng)貧溶劑泵 14P08A/B升壓后，分成 兩部分，一部分送至再生塔14D03進行再生，而另一部分經(jīng)回收塔中間換熱器 14E04 和貧富溶劑換熱器14E01換熱后進入抽提塔頂部循環(huán)使用。另外回收塔中間抽出泵 14P07A/B從第20塊板下的收集器中抽出一股物流， 經(jīng)14E04與塔底貧溶劑換熱后返 回第21塊板。塔底由插入式重沸器14E05供熱。水汽提塔14C05頂部產(chǎn)生的含非芳的汽相與汽提頂部汽相混合后一起進入汽提 塔空冷器14E19進行冷凝。汽提水自水汽提塔重沸器14E07流出，經(jīng)水汽提塔底泵14P09A/B升壓后進入回收塔14C04的下部第34塊板。來自水汽提重沸

37、器14E07上部 的汽提蒸汽進入溶劑再生塔14D03底部。來自回收塔底的小股貧溶劑與來自水汽提塔重沸器上部的汽提蒸汽同時進入溶劑再生塔14D03底部，在14D03內(nèi)進行一次平衡閃蒸，除去溶劑中因老化而形成的 膠質(zhì)和聚合物等雜質(zhì)，然后返回回收塔的底部。14D03底部產(chǎn)生的廢溶劑不定期排掉。 塔底由插入式重沸器14E06供熱。二、主要工藝指標位號名稱溫度C壓力（Mpa）回流比塔頂進料塔底塔頂塔底14-C-01抽提塔884069.90.5170.814-C-02NA水洗塔4040400.2760.4414-C-03汽提塔1291121740.1060.1514-C-04回收塔69140174-0.0

38、68-0.040.3214-C-05水汽提塔112431230.050.06第五節(jié)苯抽提蒸餾裝置工藝過程及控制一、原則流程圖抽：|(O 4ir:eu-1LnUI *-5,4陶L1nF1640:H苯抽提蒸餾單元由脫輕烴塔、預分餾塔、抽提蒸餾塔、溶劑回收塔及相應附屬設施等 組成。脫輕烴塔的是對歧化單元和異構(gòu)化單元來的輕烴原料進行預處理，除去其中的大部分C4以下輕組分。歧化和異構(gòu)化輕烴原料經(jīng)脫輕烴塔進料換熱器與預分餾塔底C7餾分換熱后，至脫輕烴塔進料。脫輕烴塔塔頂氣主要為為C5以下輕祖分，經(jīng)脫輕烴塔水冷器冷凝冷卻后進入脫輕烴塔回流罐，脫輕烴塔回流罐頂為燃料氣產(chǎn)品，壓控送 往燃料氣管網(wǎng)，回流罐內(nèi)液體經(jīng)

39、脫輕烴塔頂泵升壓后，在回流罐液位與流量串級控制下全部送往脫輕烴塔頂作為回流。脫輕烴塔塔底產(chǎn)品主要為C6以上餾分，在脫輕烴塔塔釜液位與流量串級控制下靠自壓送往預分餾塔作為進料。脫輕烴塔再沸器熱源由 減溫減壓后的中壓蒸汽提供，加熱量由靈敏板溫度和再沸器出口凝結(jié)水流量串級進行 控制。預分餾塔的目的是對原料進行預處理，除去其中的C7以上重餾分，為抽提蒸餾提供合格的C6餾分進料。自芳烴抽提來 C6C7餾分經(jīng)預分餾塔進料換熱器與預分餾塔塔底C7餾分產(chǎn)物換熱后，送往預分餾塔中下部作為進料。預分餾塔塔頂氣為C6餾分，依次經(jīng)預分餾塔空冷器和預分餾塔水冷器冷凝冷卻后，進入預分餾塔回流罐?；?流罐內(nèi)液體經(jīng)預分餾塔回

40、流泵升壓后，一部分在流量控制下作為回流返回預分餾塔塔 頂，其余在回流罐液位與流量串級控制下送往抽提蒸餾塔進料緩沖罐。預分餾塔塔底產(chǎn)物為C7以上重餾分，先經(jīng)預分餾塔底泵升壓，再依次與預分餾塔C6C7餾分進料和脫輕烴塔進料換熱，然后在在預分餾塔塔釜液位與流量串級控制下送往芳烴抽提， 與重整油分餾塔頂其余的 C6C7餾分混合，并經(jīng)原料預熱器和重整油分餾塔頂產(chǎn)品冷卻器冷卻后送往原抽提原料罐。預分餾塔再沸器熱源由減溫減壓后的中壓蒸汽提 供，加熱量由靈敏板溫度和再沸器出口凝結(jié)水流量串級進行控制。抽提蒸餾塔的作用是在溶劑 （環(huán)丁砜和助溶劑） 作用下 ，實現(xiàn)芳烴與非芳烴分離。抽提蒸餾塔進料緩沖罐內(nèi)的 C6 餾

41、份先經(jīng)抽提蒸餾塔進料泵升壓，再經(jīng)抽提蒸餾塔原 料/貧溶劑換熱器與貧溶劑換熱后， 送抽提蒸餾塔下部作為進料； 自溶劑回收塔塔底來 的貧溶劑先經(jīng)抽提蒸餾塔原料 /貧溶劑換熱器與抽提蒸餾塔原料換熱， 再經(jīng)貧溶劑空冷 器進一步冷卻，再經(jīng)貧溶劑過濾器濾去溶劑老化物后送抽提蒸餾塔上部進料，通過調(diào) 節(jié)貧溶劑的流量，維持設定的溶劑 /原料比。抽提蒸餾塔原料 /貧溶劑換熱器采用熱旁路控制，通過調(diào)節(jié)貧溶劑旁通量控制換熱后貧溶劑出口溫度穩(wěn)定，貧溶劑空冷器采用 與出口溫度串級的變頻調(diào)節(jié)，從而保證抽提蒸餾塔貧溶劑進料溫度穩(wěn)定。抽提蒸餾塔塔頂氣為非芳烴， 依次經(jīng)抽提蒸餾塔空冷器和抽提蒸餾塔水冷器冷凝 冷卻后，進入抽提蒸餾

42、塔回流罐，回流罐內(nèi)液體經(jīng)抽提蒸餾塔回流泵升壓后，一部分 在流量控制下作為回流返回抽提蒸餾塔頂部，另一部分作為非芳烴副產(chǎn)品，在回流罐 液面與流量串級控制下送出裝置。抽提蒸餾塔塔底產(chǎn)物為富含苯的溶劑，經(jīng)抽提蒸餾塔底泵升壓，在抽提蒸餾塔塔釜液面和流量串級控制下送溶劑回收塔中部進料。抽提 蒸餾塔再沸器熱源由減溫減壓后的中壓蒸汽提供，加熱量通過控制加熱蒸汽量來調(diào) 節(jié)，加熱蒸汽分成兩股進行控制，主流股（約 80%）由定流量控制，次流股流量（約 20%）由靈敏板溫度與流量串級控制。溶劑回收塔的作用是實現(xiàn)苯產(chǎn)品與溶劑的分離。溶劑回收塔在減壓下操作，塔頂殘壓 由壓力控制器控制回收塔蒸汽噴射器的尾氣返回量或氮氣吸

43、入量進行調(diào)節(jié)。 抽提蒸餾 塔塔底富溶劑在溶劑回收塔中經(jīng)過減壓蒸餾，苯從塔頂蒸出，依次經(jīng)溶劑回收塔空冷器和溶劑回收塔水冷器冷凝冷卻后，進入溶劑回收塔回流罐，回流罐中的液體經(jīng)溶劑 回收塔回流泵升壓，一部分在流量和溫差串級控制下送往溶劑回收塔頂部作為回流， 另一部分依次經(jīng)白土換熱器和白土加熱器加熱后， 送往白土罐脫除其中可能含有的微 量烯烴和其它雜質(zhì)，白土處理后的苯產(chǎn)品經(jīng)苯產(chǎn)品冷卻器冷卻后，在溶劑回收塔回流 罐液面與流量串級控制下送往苯檢驗罐，苯檢驗罐中的苯產(chǎn)品經(jīng)過質(zhì)量檢驗合格后， 由苯產(chǎn)品泵送出裝置，不合格產(chǎn)品送出裝置或送回裝置重新處理。溶劑回收塔塔底產(chǎn)物為含微量苯的環(huán)丁砜溶劑，經(jīng)貧溶劑泵升壓，絕

44、大部分依次經(jīng)抽提蒸餾塔原料/貧溶劑換熱器和貧溶劑空冷器換熱冷卻后送抽提蒸餾塔作為進料，少部分經(jīng)溶劑再生罐再生后循環(huán)使用。溶劑回收塔再沸器熱源由減溫減壓后的中壓蒸汽提供，加熱量由再沸 器出口凝結(jié)水流量控制。溶劑再生罐實際上是一個減壓蒸發(fā)器，操作壓力由壓力控制器控制再生罐蒸汽噴 射器的尾氣返回量或氮氣吸入量進行調(diào)節(jié)。溶劑再生罐熱量由內(nèi)插式溶劑再生罐加熱 器提供，加熱熱源為減溫減壓后的中壓蒸汽，加熱量由蒸汽凝結(jié)水流量進行調(diào)節(jié)。自 貧溶劑泵來的小股貧溶劑在溶劑再生罐液面和流量串級控制下進溶劑再生罐進行閃 蒸，罐頂蒸出的氣相經(jīng)溶劑再生罐冷凝器冷凝和冷卻后，凝液進入再生溶劑罐。再生 溶劑經(jīng)再生溶劑泵升壓，

45、由再生溶劑罐液面與再生溶劑泵出口流量串級調(diào)節(jié)再生溶劑 泵出口返回量，送往貧溶劑泵入口。溶劑再生罐罐底殘渣采用不定期方式排出。二、主要工藝指標位號名稱溫度C壓力（Mpa）回流比塔頂進料塔底塔頂塔底14-C-54脫輕烴塔73751660.640.33 (/F)14-C-51預分餾塔90166/1001320.061.2 (/D)14-C-52抽提蒸餾塔89105/1121680.080.46 (/D)14-C-53回收塔66168176-0.0351.62 (/D)第六節(jié)芳烴抽提裝置B/T精餾單元工藝過程及控制、原則流程圖H-D-aX/H4-T-5*細厲QciM-rH-E-MJ1-C-W Bi-c

46、-m1C-D-ITF QNe.（葉訶溶劑油精餾單元的目的是將非芳烴分離為 6#溶劑油和橡膠工業(yè)用溶劑油。來自抽提單元14P03的抽余油進入非芳烴原料罐14D17,經(jīng)泵14P26升壓后，由 14FIC202控制與歧化和PSA來的混合氫氣混合后，經(jīng)14E23換熱和14E24加熱后去硅油吸附器14R01脫掉可能含有的硅油，然后去加氫反應器14R02進行加氫反應脫掉 烯烴，反應溫度通過14TIC203與14FIC201串級控制3.5MPa蒸汽的冷凝水量來實現(xiàn)。 反應后的物料與分餾塔進料換熱器 14E33A/B換熱后，再經(jīng)過水冷器14E32冷至40C 以下后進入14D27進行氣液分離，頂部的尾氫分成兩路

47、，一路通過流量控制調(diào)節(jié)閥 14FIC2013控制去異構(gòu)化單元；另一路經(jīng)過壓力控制調(diào)節(jié)閥14PV2010控制去PSA的V301。14D27中的油相自壓經(jīng)過流量調(diào)節(jié)閥14FIC2014后進入分餾塔14C08第47塊或 49塊塔板上。塔頂餾出的輕非芳經(jīng)過空冷器14E30A/B和后冷器14E25冷凝后進入回 流罐14D19，頂部不凝氣通過分程控制調(diào)節(jié)閥14PV2011A/B排至火炬或加熱爐系統(tǒng)。 14D19中的輕非芳經(jīng)泵14P28升壓后分成兩路，一路經(jīng)過流量控制閥14FIC205控制后返回14C08頂部作為回流，另一路經(jīng)過液位控制閥14LIC205控制后作為產(chǎn)品與重非芳合并后送出裝置。14LIC206

48、和14FIC212串級控制后自壓溶劑油分餾塔一線自14C08的第12 （或14）塊側(cè)線抽出，由14FIC204控制后進 入14C09第一塔板上，14C09塔底溫度由14TIC216和14FIC216串級控制3.5Mpa蒸 汽的冷凝水量來實現(xiàn)，14C09塔頂油氣返回14C08第10塊塔板上，經(jīng)汽提后6#溶劑 油產(chǎn)品從14C09塔底經(jīng)過14E27冷卻后，由 進入 14D20A/B。分別設有氮封系統(tǒng)和液位高低報警器。14P29升壓后，經(jīng)14FQ221計量后送往6#溶劑油產(chǎn)品日罐14D20A/B輪換使用，14D20中的6#溶劑油產(chǎn)品分析合格，經(jīng)過泵溶劑油罐區(qū)T3301 -02/03罐內(nèi)。不合格的6#溶

49、劑油返回14D17。溶劑油分餾塔二線自14C08的第34 （或36）塊側(cè)線抽出，由14FIC203控制后進 入14C10第一塔板上，14C10塔底溫度由14TIC215和14FIC210串級控制3.5MPa蒸 汽的冷凝水量來實現(xiàn)，14C10塔頂油氣返回14C08第30塊塔板上，經(jīng)汽提后橡膠工 業(yè)用溶劑油產(chǎn)品從14C10塔底經(jīng)過14E28冷卻后，由14LIC205和14FIC213串級控 制后自壓進入14D21A/B。橡膠工業(yè)用溶劑油產(chǎn)品日罐14D21A/B輪換使用，分別設有氮封系統(tǒng)和液位高低 報警器。14D21中的橡膠工業(yè)用溶劑油產(chǎn)品分析合格，經(jīng)過泵 14P30升壓后，經(jīng) 14FQ220計量后送往溶劑油罐區(qū) T3301 - 05/06