1粗苯加氢工艺

1粗苯加氢工艺

石家庄焦化集团的粗苯加氢精制装臵由六部分组成：PSA制氢单元、粗苯预处理催化加氢单元、预蒸馏及热油单元、萃取蒸馏单元、二甲蒸馏单元、油库单元。1．1制氢单元

焦炉煤气经煤气压缩机压缩至1．7好a，在预处理单元除去气体中携带的机油及使分子筛中毒的有害组分，送至变压吸附单元。在此，除氢气外其他组分均被吸附，得到纯度为99．5％的氢气，经缓冲槽进入脱氧、干燥工序；氢气中含有的微量氧及脱氧后产生的水在此工序除去，得到纯度为99．99％的氢气送至加氢单元，多余氢气和解吸气送回荒煤气系统。

1．2粗苯预处理和催化加氢单元

粗苯经油库粗苯原料泵送入预处理塔，塔顶轻苯进入加氢缓冲槽，塔底重苯送到煤气净化分厂焦油加工。轻苯经高速泵加压进入预蒸发器和多段蒸发器，和循环氢气混合后加热蒸发，变成蒸气后进入预反应器。在预反应器内，双烯烃、苯乙烯、二硫化碳在催化剂Ni-Mo作用下被加氢饱和，气体混合物从预反应器顶部离去。从预反应器顶部出来的气体混合物经反应器换热器被主反应物流加热后，再经主反应器加热炉加热到主反应器所需的入口温度(290"-'350℃)，从主反应器顶部进入，经过Co-Mo催化剂床层向下流动，在此发生原料脱硫、脱氮和烯烃饱和反应，从主反应器底部出来的加氢气体经过一系列换热最后冷却到40℃进入高压分离器。从分离器分离出的气相作为循环气体经循环气体预热器及循环气体撞击分离器到循环气体压缩饥，被加压至2．8 MPa送至反应部分预蒸发器及循环气体加热器。液相经加热进入稳定塔，提取出溶解在液相中的气体，气体从塔顶排出，通过管道送至焦炉煤气系统。塔底产品加氢油从塔底排出，送到预蒸馏单元的加氢油缓冲槽。

1．3预蒸馏及导热油单元

加氢油经加氢油原料泵，送到预蒸馏塔，预蒸馏塔顶BT馏份气体作为汽提塔重沸器的加热介质，空冷器冷凝多余BT馏份，冷凝后的BT馏份收集在回流槽。回流液由回流泵送到预蒸馏塔顶部，多余的BT馏份送到油库BT馏份槽。塔底XS 馏份经换热送到油库XS馏份贮槽或二甲蒸馏单元的蒸馏釜(联料时)。导热油系统为粗苯加氢精制整个工艺装臵提供热量，导热油是一个封闭的循环系统。导热油加热炉是用煤气加热，配有空气风机、空气预热器及烟囱。为了避免不纯物，如苯、灰尘等在热油炉烧嘴处影响煤气的燃烧状况，在煤气管线上设有煤气缓冲槽。导热油系统放空时，导热油可以放到地下热油缓冲槽，需注油时经注油泵填满整个热油系统。加热时导热油的膨胀可以由热油膨胀槽来补偿。

1．4萃取蒸馏单元

BT馏份从油库BT贮槽经BT馏份泵送到萃取蒸馏塔中部，萃取剂从萃取蒸馏塔的顶部加入，蒸发的气体含有的非芳烃、少量芳烃和微量萃取剂从萃取蒸馏塔顶部离开进入溶剂回收塔，非芳烃从塔顶离开进入回流槽，经回流泵一部分作为塔顶回流，一部分作为产品送入油库非芳烃储槽。塔底介质经塔底泵抽出间歇送到萃取蒸馏塔中部。萃取蒸馏塔底部产品(富溶剂)进入汽提塔，在汽提塔纯芳烃从萃取剂中汽提出来，纯芳烃蒸气从汽提塔塔顶离开，冷却后进入回流槽，经回流泵一部分进塔顶打回流，多余部分送至BT分离塔，进一步分离为苯和甲苯产品。塔底产品高纯甲苯送至油库高纯甲苯贮罐，塔顶高纯苯一部分进塔顶作为回流液，多余的部分送入油库高纯苯贮罐。

1．5二甲蒸馏单元

XS馏份从油库XS馏份储槽经泵送至二甲蒸馏釜，蒸馏釜用导热油间接加热，蒸馏釜的蒸发气体进入二甲蒸馏塔，首先采出前馏份产品，然后出二甲苯产品，最后是溶剂油和二甲苯残油产品。

1．6油库单元

负责原料、中间产品及成品的出入库工作。

1．7排放系统

所有设备、机器、管线的放空均与碳氢(Cm放空系统相联接，送入地下放空槽经液下泵送到油库原料储槽。所有塔、槽放散气体，以及安全阀释放的气体，经放散槽送到煤气系统。液体经泵送到加氢单元粗苯缓冲槽或油库。烃类放空至地槽，送回油库。

2操作经验

2．1加氢单元

加氢单元操作首先要保证原料(粗苯)／循环气比例，该比例为每吨粗苯原料对应800 ma循环气，当粗苯原料有变化时循环气量应注意随之改变，但循环气量不能过小，据经验最好不低于3 800 m3／h，否则会影响加氢质量，表现为甲苯和苯的转化率提高；也会使催化剂表面结焦，表现为反应器压差增大。设计主反应器出口氢气分压为1．8 MP 8，对应循环气含氢量大约71％左右，但实际生产中氢气含量经常大于这一数值，这主要是为了使粗苯中的不饱和化合物完全反应，相应的芳烃转化率也会增大。据长期统计，加氢油中甲基环己烷的含量比粗苯中含量大约增加50％，占原料总量约O．4％左右，说明操作是可行的。加氢单元不仅要考虑加氢的效果，还要保证三苯(纯苯、甲苯、二甲苯)的收率。在实际生产中加氢部分操作的核心不是反应器，而是多段蒸发器，粗苯在蒸发器内完全被蒸发，粗苯和循环气混合汽化效果越好，反应效果就越好，剩余的少量高沸点残液从底部排出。实践生产证明，排出量越大对加氢反应越有好处，但排出量越大，三苯损失量越多，开工阶段残液的三苯含量经常>4096(设计值为18％)，经过对生产操作进行摸索，逐渐提高蒸发器底部温度，降低苯损失。但随着温度的提高蒸发器和其重沸器表面结焦速度有所增加，针对此现象进行分析后，于2000年5月在原料中加入了杭州市化工研究所生产的石油抗垢剂，使用一段时间效果良好，有效地减缓了结焦现象，多段蒸发器的底温逐渐升高，现在已高于设计z 值211℃，反应部分未发现异常现象，残液三苯含量很少超过20％。值得说明的是，石家庄焦化集团于2006年增加了粗苯预处理工序，该工序正式投入运行后，加氢单元的加工原料相对于之前的焦化粗苯原料，轻组分更多，原料中大量的高沸点重芳烃在预处理工序被先一步排出。该工序投入运行后，多段蒸发器的底温比之前有了大幅降低，达到185℃左右，底部排液量也大大降低。在实际生产过程中，多段蒸发器的底温是随着原料组成的变化而变化的，因此在加工过程中，加氢单元的原料(即粗苯预处理工序后的中间产品)组成应该作为质量控制点，纳入质量控制规程，根据原料组成的变化随时调节多段蒸发器的底温。如果原料组成三苯含量较高，重组分较少，此时较高的底温会导致粗苯在再沸器内部汽化，而不是在喷嘴处和循环气混合后再发生汽化，这种情况是严令禁止的。在再沸器内部汽化会导致再沸器内部结焦，同时也会使原料中夹带的固体颗粒或者不溶物在再沸器内部沉积，从而导致再沸器的堵塞。在加氢过程中还有一个应该引起重视的环节就是系统中软水的注入量，加氢反应后会生成一些如NH4cl、NH挪S 等盐类，这些盐类会在冷却后期沉积在管道和设备表面造成系统很大的压降，因此需定期注入软水洗去这些盐类，如果这些盐类生成量较大，沉积也会发生在冷

却中期，比如循环器预热器。解决这一问题的方法就是定期向系统内注入软水来溶解这些盐，设计为每周注1次水，注入量l t／h，时间为8 h。在开工初期按此要求注水，结果系统压降升高很快，最高时系统压降达到0．6 MP 8，经检查确认是系统中盐类沉积过多，特别是循环气预热器堵塞尤其厉害，不得已在2000年进行了更换。后来增加了注水量，由原来的每周1次提高到3次，盐类沉积基本得到控制，系统压降稳定在一个范围内。特别说明的是系统中盐类生成的多少是由粗苯中氨含量直接决定的，所以粗苯的质量指标应该作为一个重要的控制标准。

2．2预蒸馏单元

预蒸馏黎夥翻劝嘧西篓诈留，塔顶控制压力1．4 MP a(表压)，开工时设计回流比为原料：回流=l：2．2，随着时间的延长，根据化验结果不断减小回流，灵敏板温度逐渐降低，在很大程度上减少了加热量，同时将塔顶蒸气作为萃取精馏单元汽提塔加热介质，节约了能源。

2．3萃取精馏单元萃取精馏塔稳定之后，萃取剂的损失应当很少。约2%左右，所以在实际操作中应该特萃取精馏塔达到最佳操作状态需要很长时间，一旦稳定之后原料量应该在尽量小的范围内变动。所用的萃取剂胪甲酰吗啉经过长时间的检验证明具有良好的选择性和稳定性，生产经验证明它一般情况下不会分解，但是如果系统中有水存在会影响正常的操作，肛甲酰吗啉能和水在一定条件下形成共沸物，一定温度下胪甲酰吗啉还会分解生成甲酸，影响产品质量，同时造成肛甲酰吗啉不必要的损失，所以应该严格控制水进入萃取精馏系统。

在实际操作中，保持原料和萃取剂的比例是非常重要的，现在控制在1：5．8，此比例不应经常改变，否则萃取精馏塔将很难达到最佳操作点。在萃取精馏塔开工稳定以后i塔顶产品非芳烃中的含苯量应该由吸收区温度和塔顶萃取剂进料温度共同调节，为了保证非芳烃能够充分地分离出去，开工初期萃取剂进料温度比较高，产品质量合格后应缓慢降低。

由于萃取精馏塔原料中非芳烃的含量很低，如果该塔不正常，非芳烃将会带走很多萃取剂，萃取剂损失主要是这个原因。溶剂回收塔虽然能回收部分萃取剂，但是萃取精馏塔的波动对它影响很大，在实践生产中应当加以注意。汽提塔用来分离萃取剂和纯芳烃。在实践生产中调节比较容易，适当地增大了回流量，降低了塔中间温度，现在纯芳烃中基本不含萃取剂。这套装臵生产的纯苯、甲苯质量比较好，主要指标远远超过了国内石油苯的质量。

2．4二甲苯及热油单元

甲苯系统为简单的间歇蒸馏装臵，2001年进行了改造，实现了前馏份的回配和XS馏份联料，明显提高了甲苯和二甲苯的收率。整个装臵所用的热源由一个双循环导热油加热炉提供，所用导热油为T 66，通过几年的运行效果比较好，具有加热稳定、热损失少等优点，导热油年损失大约5％，值得大力推广。