焦化粗苯精制催化反应部分

1、目 录第一章 设计说明11.1 反应工段描述1第二章 设计方法说明22.1 加氢方法选择22.2加氢工艺说明52.3反应器设计结果62.4 强度校核计算说明7第三章 设备说明93.1标准设备93.2非标设备9第四章 过程控制104.1 控制方案描述104.2 设备管道仪表流程114.3 开停工方案11第五章 设备条件图13第六章 安全环保因素146.1 敏感性技术分析146.2 安全技术规程176.3 安全卫生技术规程186.4物料的爆炸危险性分析19参考文献221.1 附录一241.1.1催化剂用量尺寸计算241.1.2反应器催化剂层相关数据计算271.2 附录二311.2.1反应器R020

2、1311.2.2反应器R0202371.3 附录三44附件1 反应工段PFD45附件2 反应工段流股组成46附件3 反应工段PID47附件4 反应工段工艺设备表48附件5 反应工段通用工艺条件表49附件6 反应工段流量计工艺条件表50附件7 反应工段设备图51外文资料中文译文致 谢 第一章 设计说明1.1 反应工段描述本工段是将分离出重苯的焦化粗苯先进行加氢反应，然后进行脱硫脱氮反应最后得到加氢油的一个工段，由两个反应器（加氢反应器和脱硫脱氮反应器）、一个加热炉、换热网络及控制系统组成。 本工段中的R0201加氢反应器的进料由三部分组成：由工段1来的经加压换热后的轻苯、工段3经加压换热的循环氢

3、气和新鲜氢气。其中轻苯和循环氢气均以达到加氢反应器的反应条件：2.9MPa、210，而新鲜氢气达不到反应条件，需要多级压缩系统加压，从而达到反应的温度和压力。加氢反应器的出料（2.8Mpa、230）先经过换热器与脱硫脱氮反应器的出料（加氢油2.5MPa/370）预热达到2.8Mpa、255，再经加热炉加热达到2.8Mpa、340，其中加热炉所用的燃料是焦炉煤气，加热炉的废热交给废热锅炉处理。物料再经过一个减压阀达到脱硫脱氮反应器的反应条件（2.7Mpa、340）进行反应，出料（3.7Mpa、370）跟加氢反应器的出料换热后（2.5Mpa、347）交由工段1的换热网络进行换热处理。第二章 设计方

4、法说明142.1 加氢方法选择焦化粗苯精制的方法主要有酸洗精制工艺和加氢精制工艺,酸洗精制工艺是一种较陈旧的工艺方法,由于其具有工艺流程简单、操作灵活、设备简单、材料易得和在常温常压下运行等优点,目前国内中小型焦化厂应用广泛,但在先进国家已基本淘汰,主要问题是酸性聚合物不易处理、环境保护差、产品得率低、产品质量差等。加氢精制工艺是50年代发展起来的一种净化工艺,它的采用解决了传统酸洗精制工艺所难以解决的初馏分、酸焦油问题,同时苯损失最少,产品质量有了突破性的提高,满足了各种用户的需求,所以该工艺得到了广泛的运用。目前适合粗苯加氢的工艺主要有高温加氢法(Litol法)和低温加氢溶剂法。低温加氢溶

5、剂法有以N - 甲酰吗啉为溶剂的加氢工艺(简称K. K法)和以环丁砜为溶剂的加氢工艺(简称环丁砜法) 。2.1.1 两种常见的加氢方法高温加氢法和低温加氢溶剂法2.1.1.1高温加氢法(Lito法)高温加氢精制法(Litol法)是将原料粗苯先经预分馏塔分出轻、重组分C9+ 。重组分C9+作为副产品外销,轻苯去进一步加氢处理。在预处理和Lito反应器中进行加氢反应,使不饱和芳烃饱和、发生脱硫、脱氮反应、芳烃脱烷基等一系列反应,使硫及氮化合物转化为H2S及NH3 ,以便在精制过程中进一步脱除,经过精馏得到精苯产品。该法反应温度为600 630 , 反应压力为6. 0MPa。Lito法除了加氢精制功

6、能,还能将粗苯中的甲苯和二甲苯经催化脱烷基反应转化为苯,苯的质量分数达到99. 9 % ,苯凝固点大于5. 4 , 噻吩质量分数小于0.510-6 ,苯产品质量很高。由于高温法反应温度与反应压力都很高,对设备、管道、仪表等的材质和质量要求很高,制造难度与投资也大,操作运转过程危险性相对较大。同时该过程把价值较高的甲苯和二甲苯、乙苯等转化为苯,经济上不尽合理。2.1.1.2 低温加氢溶剂法低温加氢溶剂法是指以N - 甲酰吗啉为溶剂的加氢工艺(简称K. K法)和以环丁砜为溶剂的加氢工艺(简称环丁砜法) 。2.1.1.2.aK. K法K. K法是将原料粗苯直接进入加氢系统,经蒸发器,预反应器和主反应

7、器加氢后得到加氢油。加氢油在高压分器中分离出循环气循环使用,分离出的加氢油在稳定塔排出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纯苯和甲苯。2.1.1.2.b环丁砜法环丁砜法是将原料粗苯首先在预分馏塔中除去重组分C9+,轻苯进入加氢反应系统,脱除硫、氮等杂质化合物,并将不饱和烯烃得到饱和,得到的加氢产物进入抽提工序,利用芳烃和非芳烃在萃取剂中的不同溶解度,使芳烃和非芳烃得到分离,非芳烃可以作为有用的化工原料外销,芳烃混合物经过精馏过程分别得到苯、甲苯和二甲苯产品。低温加氢精制法采用较低温度(小于400 )

8、的粗苯加氢精制法,也能得到高质量的苯、甲苯和二甲苯。低温法反应条件比较温和,反应温度约为320380 , 压力为3. 03. 5MPa,由于反应温度和压力都较低,设备和管道的材料容易解决,因此建厂投资较低,操作过程危险性可大为降低。2.1.1.2.c粗苯加氢工艺选择从上述比较分析可以看出,低温加氢溶剂法明显优于Lito法,所以加氢工艺应优先选择低温溶剂法。目前世界上比较成熟的粗苯低温加氢精制工艺有两种,一种是由德国伍德公司开发的以N - 甲酰吗啉为萃取剂的加氢工艺(简称K. K法) , 另一种是由美国Lyondell公司开发的以环丁砜为萃取剂的加氢工艺。两种溶剂法差别不大,都是通过对加氢油加入

9、萃取剂进行萃取蒸馏,然后对萃取液进行分离以分离出产品。但美国Lyondell公司的加氢技术和德国伍德公司的加氢精技术相比有以下优点:(1)美国Lyondell公司的轻焦油选择性加氢精制和环丁砜芳烃抽提技术很好地解决了粗苯精制工艺中的难题,不仅使低价值的轻焦油变成高附加值产品,而且产品回收率高(BTX 的产率分别达到97. 5%、97. 5%、115% ) ,纯度高(BTX 的纯度分别为99. 95%、99. 8%、98. 6% ) ,其苯、甲苯、二甲苯分别达到生产硝基苯、甲基环己烷和TD I级(甲苯二异氰酸酯)的要求,更重要的是环境无污染。德国伍德公司的选择性加氢精制和以N - 甲酰吗啉为溶剂

10、芳烃抽提技术也解决了粗苯精制工艺中的难题,生产的苯纯度高,但所得苯产品碱性氮含量不能控制在0.110-6以下,无法生产主要下游产品苯乙烯,只能用来生产苯胺、氯苯等,产品附加值低,产品销售受局限。(2)美国Lyondell公司的选择性加氢精制在低温、低压、低氢油比的温和反应条件下,实现了高产品质量和高收率。同时低温、低压意味着装置投资低,操作既安全,又节省操作费用,同时低温可延长催化剂使用寿命。(3)美国Lyondell公司加氢工艺因为是液相加氢,不需连续蒸发器,蒸发方式简单有效。在设备投资上省去价格昂贵的蒸发器,节省设备投资,而且更适合轻苯作为原料的情况。(4)环丁砜溶剂本身具有许多其他溶剂所

11、不具备的优点:例如溶剂选择性高,溶解能力大,热化学稳定性好,从而使其工艺流程简单,投资费用低,水电汽消耗也低。综上所述,我们对上述两种工艺从工艺技术、设备投资、经济效益等方面进行综合评价的基础上,最终选定更有竞争优势的美国Lyondell公司加氢技术，即环丁砜法。加氢方法选择结果：低温加氢溶剂法（环丁砜萃取剂）2.1.1.3.环丁砜加氢工艺环丁砜加氢精制工艺共分2个主要工序：加氢精制和抽提、精馏工序。本报告只设计加氢精制部分，抽提、精馏工序将在后面的报告中详细介绍。2.1.1.3.a 加氢精制预分馏塔塔顶产品经过泵加压并和氢气混合后经过和反应产物、高温热源换热后达到反应温度后进入预反应器,预反

12、应器在低温(21015)下进行选择性加氢,将原料中的二烯烃、苯乙烯饱合转化成乙苯,反应产物经过和主反应器产物换热、加热炉加热后达到主反应器的温度进入主反应器,使用高脱硫、脱氮的CoMo催化剂,在温和条件下气相加氢将原料中的吡啶、噻吩等杂环化合物中的硫、氮杂质除去,生成H2S、NH3和不含S、N 杂质的烃类,将预反应器中未饱和的单烯烃饱和,而使芳烃的饱和度最小,以提高目的产品芳烃的产率2.1.1.3.b环丁砜法低温加氢精制法工艺特点环丁砜法经过多年的运行,具有以下工艺特点:环丁砜法催化加氢工艺对加工的原料适应性强,灵活性大。设计装置可以加工不同原料(重整产物、裂解汽油、氢焦化油及上述混合物) ;

13、 脱S、N效果好,最小芳烃饱和,芳烃损失小; 全部设备可立足国内,不需从国外进口,节省投资,备品备件易解决,建设周期短,投产快,投资收回时间短; 设计中充分利用工艺生产过程中的余热换热,以降低能耗,提高企业的经济效益; 溶剂无毒性,整个工艺过程几乎不产生废渣和废液,基本上消除了三废,环保效果好。装置内各排放点放出的废气经过集中收集后进入废气处理系统,对含硫成分进一步处理,工艺过程中的事故排放气排入火炬进行焚烧处理;废水量很少,并且排入集中的污水处理系统。2.2加氢工艺说明从高压分离器来的循环氢气与从预分离系统来的轻苯混合（均达到操作压力和操作温度），进入预反应器R0201。预反应器入口温度与催

14、化剂活性有关，在190至225之间。混合物进入预反应器R0201的底部，向上流动经催化剂床层，在此，双烯烃、苯乙烯、在催化剂Ni-Mo作用下，被加氢饱和。混合物从预反应器顶部离去。由于反应放热，预反应器出口温度与催化剂、循环状态以及预反应器入口温度有关，预反应器的出口温度在205至240之间。从预反应器底部出来的混合物，经换热器E0201与主反应器流出物换热，再经加热炉B0201加热，达到主反应器所需的入口温度，然后经主反应器R0201顶部进入主反应器。主反应器入口温度开工初期290，后期为340。加热炉的燃料为瓦斯气，加热炉的烟道气送到废热锅炉进行废热回收。在开工初期，催化剂是新的，起活性较

15、高，主反应器入口温度可以为260。主反应器中，气体混合物经Co-Mo催化剂床层，向下流动，在此发生原料脱硫、脱氮氧和烯烃加氢反应。由于主反应器中反应时放热反应，主反应器出口温度升高到310370，主反应器出口混合气体压力约为2.5Mpa。主反应器内发生的反应如下：CnH2n+H2=CnH2n+2单烯烃+氢气=链烷烃C2H6S+H2=C2H6+H2S硫醇+氢气=丁烷+硫化氢C4H4S+4H2=C4H10+H2S噻吩+氢气=丁烷+硫化氢C6H6O+H2=C6H6+H2O苯酚+氢气=苯+水C8H6O+3H2=C8H10+H2古马隆+氢气=乙基苯+水C4H7N+5H2=C4H10+NH3吡啶+氢气=丁

16、烷+氨气C6H7N+5H2=C6H14+NH3苯胺+氢气=己烷+氢气芳烃的加氢反应：C6H6+3H2=C6H12苯+氢气=环己烷C7H8+3H2=C7H14甲苯+氢气=甲基环己烷C8H10+3H2=C8H16乙基苯+氢气=乙基环己烷主反应器中，催化剂分两层，从PSA制氢装置来的补充新鲜氢气，经分布装置从两层催化剂床层中间进入主反应器，补充氢气中的微量的氧在第二层催化剂床层经氢化处理而被除去，以比面发生聚合反应。反应器R0201和R0202内的催化剂在生产过程中会失去一些活性，当活性减低到一定值时需要催化剂再生，再生时用蒸汽及空气烧掉催化剂上的沉积物，恢复催化剂的活性。从主反应器底部送出的加氢气

17、体经过换热器E0201，对进入主反应器的加氢油预热后，被冷却后送到预分离工段的换热器E0107对物料预热同时自身被冷却。2.3反应器设计结果表2-1 反应器设计结果参数R0201R0202操作温度T（K）483.15613.15操作压力P（Mpa）2.92.7设计温度T（K）531.47674.47设计压力P（Mpa）3.192.97质量流率Gm (kg/h)59955995摩尔流率Vm（mol/h）265.89269.02标况下Vg体积流率（m3/h）5955.916026.03工况下Vg体积流率（m3/h）370.19368.32设计压力温度条件下Vg体积流率（m3/h）368.29507

18、.92Vs体积空速（h-1）1500.00600.00Vc催化剂体积（m3）3.9710.04反应器内径Di（mm）1200.001200.00床层截面积F（m2）0.510.71反应器高度H（m)7.7614.24空床气体流速G（m/s）0.200.20反应气体粘度（Pas）1.46E-051.46E-05表2-2 催化剂基本性质参数R201R202催化剂形状圆柱体圆柱体催化剂尺寸（mm）3*73*7堆密度kg/m3800750空隙率0.250.25表2-3 反应器催化剂层相关数据计算结果催化剂性质R0201R0202粒子外表面积ap（m2）8.01E-058.01E-05比表面积当量直径d

19、s（m)3.71E-033.71E-03堆密度（kg/m3）800.00 750.00 空隙率0.25 0.25 反应气体的平均相对分子质量M22.55 22.28 反应气体密度(kg/m3)16.29 11.81 雷诺数Re1105.73 801.76 摩擦系数f1.75 1.94 床层压力降p(Pa).60 .46 p(MPa)0.110.172.4 强度校核计算说明采用中国石化开发的石油化工静设备计算机辅助设计系统 VCAD 3.2 版-钢制塔式容器计算程序对BT分离塔进行强度校核。VCAD是由洛阳石化工程公司、大庆石化设计院、北京设计院、兰州石化设计院、巴陵石化设计院、长岭炼油厂设计院

20、、高桥石化公司设计院、北京石化工程公司联合开发。VCAD具有强大的设计功能，可以根据用户输入的工艺条件和必要参数，自动完成指定常规设备的理论计算，生成计算书，自动完成装配图、零部件图、结点图的尺寸、加工符号及形位公差的标注，自动完成件号和图号的编写等等。我们使用其理论计算功能完成常规设备的强度校核。在塔设备的布置时，将再沸器和冷凝器分布在建筑台面，在计算过程中，不考虑由此造成的偏心载荷的作用。计算结果见附录二第三章 设备说明3.1标准设备补充氢气压缩机C-0201A/B 二台型号：APTK1361-93A/BQ=310m3/h P1=16.0bar P2=32.0bar附电机：N=22KW n

21、=1450r/min3.2非标设备1预反应器 R0201 一台DN1200 H=10290 单重：10.28t Ni-Mo催化剂2.主反应器R0202 一台DN1200 H=17760 单重：18.21t Co-Mo催化剂3.主反应器加热炉 B0201 一台缺省第四章 过程控制4.1 控制方案描述4.1.1 控制要求反应器的首要控制目标为保证产品的反应充分，纯度达标，在此基础上使反应器的总收益最大或成本最小。对反应器来说，从以下四个方面考虑，设置必要的控制系统。1、产品质量控制；2、物料平衡控制；3、能量平衡控制；4、约束条件控制（温度、压力、流量）；4.1.2 基本控制方案的选择控制方案有多

22、种： 1、按一端质量指标的控制方案； 2、按两端质量指标的控制方案； 3、反应器的压力控制方案； 4、反应器温度控制方案； 5、管道流量控制方案；4.1.3 控制简介反应器产品质量指标控制：在反应器R-201和R-202出料管线设置取样口，定期或不定期取样检测产品质量指标。反应器压力控制：采用反应器入口和出口压力检测及催化剂床层压力检测控制反应器压力。反应器温度控制：采用反应器入口和出口温度检测及催化剂床层温度检测控制反应器温度。管道流量控制：采用流量控制和流量监测相结合的方式控制管道流量。具体控制示意见PID图。4.2 设备管道仪表流程见附图4.3 开停工方案4.3.1开工前的准备工作：（1）检查所有的氢气、循环气体、油路管线及所有设备用氮气吹扫。（2）重新检查并处理了所有法兰，阀门，清除了锈蚀。（3）取样分析排放氮气含氧量0.5%（4）加氢系统管路吹扫如下：从氢气压缩机的吸入管上行接一个氮气软管。排出阀，流量控制旁路关掉，打开设备上的旁路，经发散线，每一台设备加减压几次，用氮气吹扫至循环气管线的排出管，经排出管排除。关掉主反应器R0202的补充氢气管的入口阀，从氢气压缩机C0201A/B吹扫至主反应器R0202。加氢系统用低压的氮气全部吹扫后，将循环气体系统加压到810bar，启动一