年产10万吨苯加氢工艺设计

第一章工艺设计说明书1.1概述苯加氢项目包括生产设施和生产辅助设施，主要为：制氢、加氢、预蒸馏、萃取、油库、装卸台等。生产高纯苯、硝化级甲苯、二甲苯、非芳烃、溶剂油等。苯、甲苯、二甲苯（简称BTX）等同属于芳香烃，是重要的基本有机化工原料，由芳烃衍生的下游产品，广泛用于三大合成材料（合成塑料、合成纤维和合成橡胶）和有机原料及各种中间体的制造。纯苯是重要的化工原料，大量用于生产精细化工中间体和有机原料，如合成树脂、合成纤维、合成橡胶、染料、医药、农药。它还是重要的有机溶剂。我国纯苯的消费领域主要在化学工业，以苯为原料的化工产品主要有苯乙烯、苯酚、己内酰胺、尼龙66盐、氯化苯、硝基苯、烷基苯和顺酐等。在炼油行业中也会用作提高汽油辛烷值的掺和剂。甲苯是一种无色有芳香味的液体，除用于歧化生产苯和二甲苯外，其化工利用主要是生产甲苯二异氤酸脂、有机原料和少量中间体，此外作为溶剂还用于涂料、粘合剂、油墨和农药与大众息息相关的行业等方面。国际上其主要用途是提高汽油辛烷值或用于生产苯以及二甲苯，而在我国其主要用途是化工合成和溶剂，其下游主要产品是硝基甲苯、苯甲酸、间甲酚、甲苯二异氤酸酯等，还可生产很多农药和医药中间体。另外，甲苯具有优异的有机物溶解性能，是一种有广泛用途的有机溶剂。二甲苯在化工方面的应用主要是生产对苯二甲酸和苯酐，作为溶剂的消费量也很大。间二甲苯主要用于生产对苯二甲酸和间苯二腊。焦化粗苯主要含苯、甲苯、二甲苯等芳香烃，另外还有一些不饱和化合物、含硫化合物、含氧化合物及氮化合物等杂质。粗苯精制就是以粗苯为原料，经化学和物理等方法将上述杂质去除，以便得到可作原料使用的高纯度苯。近年来，国内许多钢铁企业的焦化项目纷纷上马，焦化粗苯的产量迅速增加，为粗苯加氢精制提供了丰富的原料。1.1.1项目的来源随着我国化工行业的快速发展，近年来苯下游产品产能增长较快，尤其是苯乙烯、苯酚、苯胺、环己酮等生产装置的大量建设，对苯、甲苯、二甲苯等重要的有机化工原料需求大增，而国内苯系列产品生产能力增长缓慢，不能满足市场需求，有一定的市场空间。根据调查可知。中煤旭阳焦化产品结构不合理，对副产品的利用程度不高，区域内尚无专门的粗苯精制企业。为了抓住机遇，充分利用当地丰富的粗苯原料，中煤旭阳焦化有限公司拟在河北省邢台市新建10万吨/年粗苯加氢项目。1.1.2国内外苯加氢生产、应用状况及预测1.1.2.1国外苯加氢生产情况对轻苯进行加氢精制工艺早在20世纪50年代就在国外得到了工业应用。目前发达的国家，如美、英、法、德、日等均已广泛采用这个先进的加氢精制工艺。1.1.2.2国内苯加氢生产状况在国内，直到上世纪70年代，北京燕山石油化工公司从西德引进第一套“Pyrotol制苯”装置，利用裂解汽油为原料，经加氢以获得高纯度石油苯；接着，80年代初，宝钢的一、二期工程从日本引进了一套“高温Litol”加氢装置，对焦化轻苯进行加氢精制；尔后，河南“平顶山帘子布厂”也引进了一套“高温Litol”装置。近年来，石家庄焦化厂、宝钢三期工程引进了德国的“K.K技术”，即：“中温Litol”装置。北京焦化厂也建成了国内自行设计的“中温加氢”装置，并已过关。另外，山西太原等地也正在建设了轻苯加氢装置。1.1.2.3苯加氢应用状况及预测1.1.3国内外生产工艺现状由于粗苯产品是苯系家族产品的混合物，不能单独使用，需要深加工才能成为客户的最终消费，粗苯产品的这一特征决定了其市场出路主要是销售到下游精苯生产厂家，只有少量产品进入溶剂，农药厂家。目前国内对粗苯进行深加工，制成纯苯的生产厂家主要分为两大类：一类是酸洗法生产纯苯，另一类是采用粗苯加氢工艺生产纯苯。酸洗法工艺投资少，见效快，生产装置易建设，国内大多数精苯生产装置均采用该生产工艺。但是，酸洗法工艺生产的苯纯度低，而且不能有效分离甲苯、二甲苯，无法实现环保达标排放，而且产品质量低，生产成本高，销售价格上不去。粗苯加氢工艺则不同，装置投资大，建设周期长，但是生产技术先进，生产的苯纯度高，能达到石油苯产品质量，能实现与甲苯、二甲苯等的有效分离，而且能消耗低、成本低、产品质量好、销售价格高、竞争力强，代表了粗苯加工精制的发展方向。目前，有实力的焦化企业或化工企业都在争取建设大型精苯装置。并且可以看出粗苯加氢工艺必将成为粗苯精制的一种趋势。目前国外用于焦化粗苯加氢有代表性的工艺技术有美国Axens低温汽液两相加氢技术、德国Uhde低温气相加氢技术、胡德利开发日本旭化成应用于粗苯加氢的高温热裂解法生产纯苯的Litol法技术。下面就主要的粗苯加氢的工艺做一个简要的说明：美国Axens低温气液两相加氢技术美国Axens低温气液两相加氢技术，采用自行开发的两段加氢技术。粗苯经脱重组分由高压泵提压加入预反应器，进行加氢反应，在此容易聚合的物质，如双烯烃、本苯烯烃、二硫化碳在有活性的Ni-Mo催化剂作用下液相加氢变为单烯烃。由于加氢反应温度低，有效的抑制双烯烃的聚合。加氢原料可以是粗苯也可以是轻苯，原料适应性强。预反应物经高温循环氢汽化后经加热炉加热到主反应温度后进入主反应器，在高选择性Co-Mo催化剂作用下进行气相加氢反应，单烯烃经加氢生成相应的饱和烃。硫化物主要是噻吩。氮化物及氧化物被加氢转化成烃类、硫化氢、水及氨，同时抑制芳烃的转化，芳烃损失率应0.5%。反应产物经一系列换热后经分离，液相组分经稳定塔将氨等气体除去，塔底得到含噻吩〈0.5mg/kg的加氢油。由于预反应温度低，且为液相加氢，预反应产物靠热氢汽化，需要高温循环氢量大，循环氢压缩机相对大，且要一台高温循环氢加热炉。工艺流程简图如下:加氢条件：加氢为液相，反应温度80°C，压力3.0〜4.4MPa。主反加氢为气相加氢，反应温度300〜380C，压力3.0〜4.0MPa。由于液相加氢温度较低，加氢可以是粗苯加氢也可以是轻苯，对原料适应性强，经过预反应后的原料需由循环气循环使用，分离出的加氢油在稳定塔排除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高纯苯和高纯甲苯产品。预反应器加氢采用的新氢是用PSA法制得得氢气。德国Uhde低温气相加氢技术（KK法）德国Uhde低温气相加氢技术由德国BASF公司开发，Uhde公司改进的粗苯加氢精制工艺。粗苯经高速泵提压后与循环氢混合后进入连续蒸发器，抑制了高沸物在换热器及重沸器表面的聚合结焦，苯蒸汽与循环氢混合物进入蒸发塔在此蒸发后，进入预反应器，容易聚合的物质，如双烯烃、苯乙烯、二硫化碳在有活性的Ni-Mo催化剂作用下，在190〜240C，被加氢变为单烯烃。脱除后的预反产物进入主反应器中，在高选择性Co-Mo催化剂作用下进行气相加氢反应，单

烯烃在此发生饱和反应形成相应的饱和烃。硫化物主要是噻吩，氮化物及氧化物被加氢转化成烃类、硫化氢、水及氨，同时抑制芳烃的转化，芳烃损失率〈0.5%。反应产物经分离后，液相组分经稳定塔脱除硫化氢、氨等气体，塔底得到含噻吩〈0.5mg/kg的加氢油。工艺流程简图如下:E生器桂滴加氢条件：温度300〜380°C，压力3.0〜4.0MPa。粗苯先经脱重组分塔，分出的轻苯送去加氢。重苯作为生产古马隆-茚树脂的原料。加氢反应为连续固定床气相加氢反应。加氢过程产生的硫化氢及其他气体，从稳定塔顶排除，加氢油经萃取蒸馏把非芳烃的含量少于2.5%wt。对组成变化大的原料适应性强，原料可为粗苯、裂解汽油、重整油以及这些油的混合物。操作条件的变化小。

日本Litol高温、高压气相加氢技术日本Litol高温、高压气相加氢技术，由美国胡德利公司开发。日本旭化成公司改进的轻苯催化加氢精制工艺技术。粗苯经预分馏塔分离为轻苯和重苯残夜，为抑制结焦预分馏塔采用真空蒸馏，塔底重沸器采用降膜重沸器，并向粗苯原料中注入一定比例的阻聚剂。轻苯经高压泵进入蒸发器与循环氢气混合后，芳烃蒸汽和氢气混合物从塔顶出来进入预反应塔，在约6.0MPa、250°C左右Co-Mo催化剂作用下，除去高温时易聚合的不饱和组分（苯乙烯等）。预反产物进入主反应器中，在约6.0mpMPa、620C左右在Cr203催化剂作用下进行脱硫、脱氮、脱氧和加氢脱烷基等反应，苯收率约为114%。反应产物经分离后，液相组分经稳定塔脱除硫化氢、低低碳烃等组分，塔底产品加氢油经白土塔将一些痕量烯烃、比二甲苯沸点高的芳烃以及微量硫化氢吸附除去，经白土吸附后的加氢油进入苯塔，塔顶得到含噻吩〈1mg/kg、结晶点高于5.45C的纯苯。该工艺由于加氢脱烷基，因此只生产高纯苯。工艺流程简图如下：纯苯加氢条件：温度610C，压力6.0MPa。粗苯先经预分馏塔分出轻、重苯。纯苯重苯作为生产古马隆树脂的原料，轻苯去加氢。加氢油在高压分离器分出循环氢后在苯塔内分离出纯苯，塔底残油返回加氢精制系统继续脱烷基。循环经单乙纯胺(MEA)脱硫后大部分返回加氢系统循环使用，少部分送至制氢单元，制得的氢气作为加氢系统的补充氢。国内生产工艺在消化国外公司的技术的基础上结合多年的加氢工程经验，在吸收国内现有同类装置多年实际生产操作经验的基础上，做了针对性的工艺方案优化：第一是增加了原料预处理部分。设置脱重组分塔，在减压条件下，以较低的温度脱除较重的组分，先分馏后加氢。部分降低加氢符合。提高了装置对国内各种原料的适应性。第二是防止结焦。脱重组分塔在真空条件下操作，塔底温度较低，并采用特殊形式重沸器，降低气化率，有效地抑制结焦。第三是流程优化。根据国内现有粗苯加氢装置的实际操作经验，对原装置工艺流程进行了许多局部调整和优化。另外在萃取蒸馏工艺的优化上，石科院(简称RIPP)开发的环丁砜抽提蒸馏分离芳烃工艺。该技术用于生产苯、甲苯、二甲苯，具有产品品质优、投资少、能耗低、不腐蚀设备的优点。1.1.3.1原料路线作为苯加氢原料的粗苯主要来自于焦炭生产过程中产生的副产物，目前大部分企业采用洗油吸收法从炼焦焦炉气中吸收粗苯。通过各种信息整理显示：2004,2005,2006年全国焦炭企业的粗苯生产量分别为96万、130万和175万t左右，05,06年粗苯产量增长幅度均在35%以上，大于焦炭的增长速度。根据我国焦炭市场发展现状和“十一五”期间我国所处的发展阶段、经济发展重点以及钢铁，煤炭行业的发展趋势。可以预测，焦炭行业受国家宏观经济控制和环境治理影响，预计焦炭产量的增长幅度会有所降低，但每年仍有15%〜20%的涨幅。焦炭产量的不断增长为粗苯产量增长提供了可靠的先决条件。1.1.3.2苯加氢生产流程介绍苯加氢生产流程主要分为五部分：加氢精制，预蒸馏，萃取蒸馏，芳烃精制，二甲苯蒸馏。一、加氢精制：1、粗苯原料预分离脱重塔。2、反应部分：主反应器。3、稳定部分：稳定塔。二、预蒸馏：预蒸馏塔系，作用是得到C6〜C7馏分作为萃取蒸馏的进料。三、萃取蒸馏：萃取蒸馏作用是在溶剂作用下，实现芳烃与非芳烃的分离。1.1.3.3发展趋势一、苯加氢原料市场现状目前国内苯加氢的主要原料是粗苯，粗苯是焦炭生产过程中的主要副产品，其主要成份是：苯、甲苯、二甲苯以及一些重质苯的混合物，是一种重要的化工材料。但是，由于粗苯是一种初级化工品，成份混合而复杂，不能直接用于化工生产，也不能直接被用户最终消费，就产生了把粗苯深加工成纯苯的精苯生产行业，由精苯生产厂家把粗苯分离出纯苯、甲苯、二甲苯以及重质苯后，再消费到客户手中。因此要了解纯苯的现状必须先了解粗苯的现状，粗苯产量主要受焦炭产量和回收率的制约。据权威统计部门公布的资料显示，我过焦炭产量逐年增加。2003年我国焦炭总产量为1.41亿吨，2004年达到1.77亿吨，同比增长了25.8%；2005年焦炭产量达到2.33亿吨，同比增长了31.6%。2005年在分省市焦炭产量中，只有北京、浙江、贵州产量下降，其余省市焦炭产量全部增加。其中，甘肃增加幅度最大，增长达到67.7%，其次分别为山东、广西、云南、宁夏，增长均超过30%。今后几年焦炭行业受国家宏观经济控制和环境治理影响预计焦炭产量的增长幅度将有所下降，但每年仍有15-20%的涨幅。因此，焦炭产量的不断增长为粗苯产量增长提供了可靠的先决条件。近年来随着粗苯生产规模的扩大和回收技术的不断改进，粗苯在炼焦过程中的回收率逐年提高。2005年在一系列政策的指导下，全国已关闭了1600余家小型焦化厂，而大型焦化厂正在掀起一轮新的建设高潮，如山西、山东、安徽、内蒙、云南、新疆等省都正在建设或计划建设年产200万吨以上的大型焦化厂。这一批大型焦化厂全部配套建设化工产品回收装置，而且粗苯回收率相对较高。山东竞州国际焦化公司年产200万吨焦炭，回收粗苯量达2.7万吨，收率达到了1.35%。随着大型焦化厂的建成投产、粗苯回收率的提高以及全国焦化行业粗苯回收的普及，预计2006年在焦化企业中的粗苯回收率由2005年前60%提高到70%以上。因此，粗苯产量会逐年增长，数据显示2003年、2004年、2005年全国的粗苯产量分别为76万吨、96万吨和121万吨。2004年、2005年的增长率都在26%以上。预计2006年粗苯产量会达到150万吨左右，比2005年增长24%。按照焦炭产量今后几年预计增长幅度15-20%推算，今后几年粗苯产量发展趋势将会保持在25%以上，并呈持续增长的状态。随着粗苯产量的不断提高，为了满足客户的最终需求，相应的把粗苯加工成纯苯的产能也在不断提高，因此，推动了焦化纯苯产量的增长。二、苯加氢生产技术状况目前我国传统的酸洗法生产纯苯仍占据着主导市场，苯加氢生产纯苯代表了粗苯精制的发展方向，近几年发展迅猛。把粗苯深加工成纯苯的生产工艺主要有两种，一种是国内老工艺酸洗法生产纯苯，另一类是采用比较先进的进口技术苯加氢工艺生产纯苯。两种工艺在技术、投资、产品质量、最终消费等方面都有很大的区别，酸洗法生产工艺投资少，见效快，生产装置容易建设，国内大多数纯苯生产装置采用此种生产工艺。但这一工艺生产的苯纯度低，而且不能有效分离甲苯、二甲苯等化学品；进口技术苯加氢工艺则不同，投资大，建厂慢，但是生产技术先进，生产的苯纯度高，与石油苯基本无差异。酸洗苯、加氢苯、石油苯最终产品质量对比见下表：类别酸洗工艺苯加氢工艺石油苯密度0.874-0.8800.882-0.8860.876-0.881凝固点4.9°Cmin5.5Cmin5.45Cmin酸洗比色指数0.420max20max苯含量95-98wt%99.98wt%min99.9wt%min总硫0.5wt-ppmmax0.3wt-ppmmax噻吩0.6wt-ppmmax0.8wt-ppmmax蒸馏范围UC1Cmax1Cmax甲苯+甲基环己烷50wt-ppmmax300wt-ppmmax1、酸洗法生产纯苯现状目前酸洗法生产的纯苯主要用于医药、农药、合成橡胶、树脂、染料、溶剂等等，由于酸洗法生产苯工艺落后而且对环境污染比较严重，目前大城市已逐步的取缔和搬迁；国家考虑到人们健康的要求，早已限制酸洗苯在某些领域的使用，国家发改委也将酸洗法工艺列入了淘汰技术目录予以限制，这样导致了酸洗苯产量的增幅下降。据有关资料显示2003年、2004年、2005年酸洗苯产量分别为47万吨、52万吨、55万吨，2004年比2003年同比增长了10%，2005年比2004年同比增长了6%，增幅明显下降。但是，酸洗苯在价格方面有很大的优势，下游生产企业仍在不断的加大需求以降低生产成本，因此，酸洗苯受下游产品需求的支撑，预计产量将保持一段平稳后，逐步进入下降通道。2005年我国酸洗工艺产能较大，累计生产能力在88.5万吨左右，消耗粗苯126万吨左右。由于酸洗苯销路不畅导致产量下降，大部分企业以销定产，装置负荷平均不足65%，尤其是山西厂家装置负荷更低，平均不足50%，经市场实际调查2005年酸洗苯产量在55万吨左右，按照工艺计算消耗粗苯在70万吨左右。上述酸洗苯生产主要集中在全国年产上万吨的38家加工企业。酸洗苯生产能力达到88.5万吨，而实际产量仅有55.5万吨，能力明显过剩。今后几年除在建的陆续投产和民间小规模投资外，不可能有大的装置投建。另外，酸洗苯2005年消耗粗苯70万吨左右，占粗苯产量的60%，无论从产量和消耗都占据着焦化纯苯的主导市场。2、苯加氢工艺生产纯苯现状近年来国际石油价格居高不下，带动了下游产品石油苯价格的不断攀升，价格由2004年初的5000元/吨左右，上升到最高10500元/吨左右，目前价格在7000元/吨左右。苯加氢工艺生产的纯苯，在质量上不仅完全达到了石油苯的技术指标要求，而且价格上却有很大的优势，目前以粗苯为原料的加氢苯生产成本与以石油为原料的石油苯生产成本相比低1600元左右，最高时生产成本相差3500元，高利润导致了苯加氢工艺的迅猛发展。而且苯加氢工艺能实现甲苯、二甲苯等化学品的有效分离，代表了粗苯精制的发展方向。目前国内已建成三套苯加氢装置，另有8套装置正在建设。2005年原由的三套加氢苯装置都在满负荷运行，全年消耗粗苯为24.6万吨，占全年粗苯产量的20%。2005年、2006年产能分别为17万吨和23.5万吨，同比增长了38%；2007年新建项目投产后加上原由和2006年投产项目，加氢苯工艺产能可达到85万吨，考虑到资金问题可能有部分推迟投产，但2007最低产能可达到60万吨，与2006年同比增长幅度为155%，按照理论计算2007年仅苯加氢工艺一项消耗粗苯就达85万吨，占2007年粗苯产量的48%，由此可以看出今后几年苯加氢工艺的发展迅速，必将快速挤占酸洗工艺的焦化纯苯市场。三、焦化纯苯价格走势焦化纯苯价格主要受二个方面的因素影响：一是受石油苯价格的制约。我国苯产品市场石油苯占据主导位置。2004年全国石油苯产量达到256万吨，2005年石油苯产量306万吨，是焦化苯年产量的几倍。历年来，纯苯市场价格总是跟随石油苯的价格走势，很难走出独立行情。二是受市场需求的影响。当下游化工市场处于景气上升阶段，纯苯需求增加，价格会上涨，同理，当下游化工市场处于不景气阶段，纯苯需求减少，其价格就会下跌。近几年焦化纯苯市场价格呈现逐年上涨趋势。在上世纪末，市场供需平衡，纯苯走势不温不火。进入21世纪后，随着石油价格的上升，纯苯价格也在缓慢上涨。从2004年开始，随着化工行业新一轮的上升周期，国际石油价格猛涨，国内能源价格不断攀升，纯苯价格走出了一轮快速飚升的行情。酸洗纯苯价格2004年一年间就由4000元上升到了8700元。加氢纯苯价格2004年一年间就由5000元上升到了10100元。一年时间就成倍上涨。从2005年4月份以后，纯苯的价格经过反复振荡之后，已有所回落，2005年末和2006年初酸洗纯苯价格稳定在4800元以上，加氢纯苯价格稳定在6100元以上。纵观近年来酸洗纯苯价格走势，从4000元左右到目前的5500元左右，加氢纯苯从5000元上升到目前的7000元，其间虽有涨有跌，但总体上走的是一条逐年上涨的趋势。从纯苯的市场需求来看，酸洗纯苯的主要用于生产顺酐、氯化苯、苯酚、溶剂等等。考虑到酸洗纯苯的质量和价格，大部分下游生产厂在满足产品质量的情况下和加氢苯、石油苯掺和使用，因此酸洗纯苯的产量取决于下游生产厂的产量，因酸洗纯苯和加氢纯苯、石油苯在价格上相差1000多元以上，最高时相差2500元，这样的价格优势和使用范围使酸洗纯苯存在一定的市场空间。加氢纯苯由于质量与石油苯相同，产量仅占石油苯产量的5%，再加上加氢纯苯的价格优势，从目前来看市场前景非常好。另外，从我们所掌握的信息测算，加工一吨酸洗纯苯可获利500元左右，而加工一吨加氢纯苯可获利在1500元以上。因此，价格上的优势和良好的市场前景决定了苯加氢工艺的发展势头。四、焦化纯苯今后几年价格预测和市场发展趋势由于焦化纯苯价格随着石油苯的价格波动而波动，2006年价格受其石油苯影响大幅度下跌的可能性很小，预计酸洗纯苯价格在4000-5500元/吨区域内波动；加氢纯苯价格在5600—7800元/吨区域内波动。在未来的三到五年，我们认为：酸洗纯苯、加氢纯苯价格将维持在4000元、5600元以上的高位运行，暴涨暴跌的可能性不大，酸洗纯苯4000元、加氢纯苯5600元以下的价位将成为历史价位。作此判断的主要理由是：国际国内已迎来一个能源高价格时代，煤炭、石油这些不可再生的能源价格都上涨到一个较高的价位，将直接导致焦化纯苯的成本升高；产量虽然增长需求也将同步增大，很难出现供应过剩；另外，石油苯价格将随着石油价格在高位运行，也牵引焦化纯苯价格不会大幅走低。1.1.4本设计采用的合成工艺及其特点本工艺采取德国Uhde低温气相加氢技术，即K.K法。1.1.4.1工艺路线一、“加氢单元”的工艺技术“加氢单元”包括粗苯蒸发、加氢反应、残油蒸馏和稳定塔处理等4个系统。加氢反应所需要的氢气由外界提高。（1）粗苯蒸发系统：从“槽区”来的原料（COLO），先经“粗苯过滤器”、再经“粗苯中间槽”、原料泵升压到所要求的操作压力，即：在开始运转时，该压力约为3030kPa；后期运转时，此时的压力约为3420kPa。已升压的粗苯进入“预蒸发器”（实际上是热交换器），在此与主反应器的高温反应物进行热交换，粗苯的温度提高并部分汽化，然后通过“混合喷嘴”，在此与氢气压缩机送来的循环氢气相混合。经“混合喷嘴”后的温度为177°C/183°C的混合气体进入“蒸发器”的底部。该蒸发器实际上是个蒸馏塔，器底的压力约为2960/3320kPa，温度约为184/190C；器底有重沸器（实际上为换热器），以提供塔内蒸发所需要的热量。器底的高沸点残油排出去“残油蒸馏塔”，而“残油蒸馏塔”塔顶获得的部分产品又送回到该蒸发器的器顶作回流。（2）加氢反应系统：从上述“蒸发器”顶部出来的油气，先经“预反应器热交换器”与主反应器来的反应物进行热交换，油气的温度升到190/228C后进入“预反应器”的底部，向上通过器内的催化剂床层；在此，油气中的烯烃与苯乙烯等不饱和化合物在高活性Ni-M。系催化剂的作用下加氢饱和。由于烯烃的加成反应是放热反应，故预反应器内的温度升高到202/240C，该温度靠“预反应器热交换器”的主反应器的反应物量来加以控制的。“预反应器”底部的高沸点液体也排往残油蒸馏塔系统。从“预反应器”顶部出来的油气，再经主反应器热交换器、加热炉进一步加热后入“主反应器”，其加热炉出口的油气温度要求使主反应器内部的第二层温度在280/341C。如果为新催化剂，此时的催化剂活性较高，故应降低进入反应器的油气温度，一般控制在260C左右。加热升温了的油气从“主反应器”的顶部进入，经器内的催化剂床层，在此进行脱硫、脱氮、脱氧与烯烃加成等反应。由于这些反应也是放热反应，故出口处的气体温度升高到310/370C，其压力约为1800kPa。该主反应器内的催化剂在操作过程中，会因结焦等因素而失去活性，这时，可以使用蒸汽为载体和空气一起进行烧焦的方式来再生，使其恢复活性。主反应器出来的气体，经过热交换器使其温度降低。由于在此冷却过程中会有铵盐（NHCl、NHHS等）物质析出，因此需要用“冷凝液缓冲槽”的纯水，经冷凝44液喷射泵注入到该换热器系统中去，以溶解这些析出物。然后，气体再经“预热交换器”、反应产品冷却器进一步冷却到40°C后进入气液分离器。在此分离出的注入积水定期排往废水处理系统。上述分离出来的气体作为循环气体，再经过“分离气体热交换器”、中间气罐，进入循环气体压缩机。在此设置分离气体热交换器的目的是确保进入压缩机的气体一定为干气体，绝对无冷凝液产生，以免使酸性气体在此冷凝或吸收下来而发生腐蚀。压缩后的气体压力为3040/3430kPa。循环气体再返回反应系统，并从此循环气体中抽出一部分放散，以除去惰性气体。整个加氢装置的反应所需要的补充氢气由补充氢气压缩机提供，该机机后的压力为2490kPa，它进入到循环氢气压缩机的入口处。整个反应系统的操作压力靠补充氢气的数量和补充氢气压缩机、气液分离器的操作压力为2500kPa来加以控制。经过气液分离器分离出来的液体碳氢化合物，经“稳定塔预热器”加热到约127C后进入“稳定塔”“稳定塔”处理系统：“稳定塔”的塔顶操作压力为560kPa、相应的温度为92C；塔底操作压力为580kPa\相应的温度为156C。该塔的热量由塔底的重沸器提供，采用低压蒸汽作为热源。溶解于油分中的气体与部分油品气体从稳定塔的塔顶逸出，经冷凝冷却到65C，入回流槽。在此回流槽处分离出的气体，再经废气冷却器进一步冷却，获得一部分碳氢化合物;最后，该稳定塔废气排入到废气处理系统。从稳定塔回流槽分离出来的液体，用回流泵打回到稳定塔的塔顶作回流。而该回流槽中的积水，定期排往废水处理系统。稳定塔的塔底产物即为BTXS馏分，它从塔底排出，经“预热交换器”、“反应物冷却器”最终冷却后进入后续工序“预蒸馏单元”的BTXS反应物中间槽。残油蒸馏系统：从“蒸发器”来的器底产物直接进入本系统的“残油蒸馏塔”。该塔在真空条件下进行操作。塔顶轻组分油气经过冷凝冷却器冷凝后流入回流槽。从该回流槽用回流泵抽出一部分送回到“残油蒸馏塔”的塔顶作回流；另外部分则用泵送到“蒸发器”去。“残油蒸馏塔”塔底残油，实际上为重苯，主要含有氧茚、茚、萘等，用泵排送到界区之外进一步加工。该塔塔底靠重沸器供热，以高压蒸汽作为热源。整个残油蒸馏系统的真空度，靠真空单元的液环真空泵提供。“真空单元”的冷却采用水冷却，而真空泵的密封液则采用苯加氢装置自身生产的“重组分”。主要设备的功用及其特点：（1）预蒸发器：粗苯在此器中进行预热、并部分蒸发，为了防止器内加热管壁面被聚合物堵塞，在预热器内还设立了特殊的混合喷嘴，靠这些喷嘴输送大量的循环液体，这样就可保证管的传热表面不被堵塞物粘附，并提高传热效果。换热器的管束呈垂直安装。在换热器内的气/液流动呈对称分布。如果管子被堵塞，阻力立即上升，传热效果变差。此时，就应仃运清扫管束。（2）蒸发器：原料在适当的温度下与循环氢气混合，在该蒸发器内尽量要全部蒸发，但总是有一部分尚未蒸发而残留在器底。该残油排往“残油蒸馏塔”处理。其实，该残油就是粗苯中的一些“重组分”，也是必须要分离出来的。如果这部分“重组分”也带入后工序，那么会对加氢反应工序带来不利的影响。残油在“残油蒸馏塔”进行“闪蒸”，塔顶所获得的轻组分又送回“蒸发器”顶部作为回流，旨在提高“蒸发器”分离轻、重组分的效果。“蒸发器”的操作压力由后续工序，即加氢反应系统的压力所决定。随着运行时间的延长，其压力也是会有所增高的。“蒸发器”的热量靠再沸器提供。为了避免杂质与高沸点聚合物堵塞，不直接在再沸器内汽化、蒸发，而是利用“预蒸发器”来的混合油气的速度，在混合喷嘴内混合后进入蒸发器。这样做的目的是可以使温度与压力均有所下降，可使通过再沸器的循环率得到提高。其实，在再沸器管束内，一部分产品的蒸发必须避免，否则，管束内壁的聚合物生成量必将增加。显然，“蒸发器”的功用与结构有些特殊。在进入蒸发器之前，液体油已部分蒸发；在再沸器内的塔底油被加热，与预热了的循环气体在混合喷嘴内混合。实际上这是个很强的动态平衡，大量的液体通过再沸器进行循环。因此，在再沸器内只有很小的温升。在此需特别强调的是，再沸器必须低温操作，要避免在管束内蒸发，只有这样才能是再沸器的管束表面生成聚合物的数量最少。蒸发器设有10层浮阀塔盘。器顶设置有捕雾层，目的是捕集蒸发油气所夹带的液滴，以免进入后续装置而引起结焦。预反应器：在预反应器中，主要是要使CS2和易聚合的组分，如烯烃、苯乙烯等，在硫化态的Ni-M。系催化剂上进行加氢反应。该催化剂的活性在190〜240°C范围内最高。先在此进行预加氢除去这些组分，是为了避免它们在以后装置的较高温度下会发生聚合与结焦。过热的蒸发油气混合物从底部进入预反应器。在该器的催化剂床层下面设有格栅和陶瓷球，旨在除去聚合物液体。在催化剂使用过程中，如聚合物、结焦等沉积物会积累在催化剂的表面，致使催化剂的活性下降。因此，为了仍保证满足所要求的转化率，对一些控制参数就需要调整，如氢气的分压与反应温度。催化剂活性的降低，可以靠提高出反应器的温度来调整。也就是说，催化剂的活性可以根据反应器的进、出口温度差来判定，此温升至少为5C。由于长期在高温下运行，催化剂的结焦程度会增加，这时就提高进口的温度，但是，必须控制反应器出口的温度在240C以内。当反应器的温升低于5C和反应器的出口温度达到240C时，催化剂必须进行再生，使催化剂恢复活性。再生的方法是以蒸汽为载体，并通入空气，对催化剂进行“烧焦”从而使催化剂恢复活性。需要注意的是，上述已再生的催化剂还必须在热循环气体内加入“硫化剂”DMDS，对催化剂进行“硫化”，正如像新催化剂那样需要“硫化”，使催化剂处于“硫化态”，适当降低其活性，以提高它对烯烃加成反应的选择性。主反应器：它实际上与“预反应器”一样，也是属于“固定床反应器”。其充填的催化剂是已硫化了的Co-M。系触媒。其反应温度比“预反应器”要高，故从“预反应器”出来的油气需经热交换器、加热炉，假如到指定的温度进入“主反应器”的顶部。在此，于催化剂的作用下进行一系列的加氢反应：烯烃类组分被彻底加氢饱和；含硫组分、如噻吩，和含氧、含氮组分都可转化成碳氢化合物、硫化氢、水与氨等。芳香烃的加氢必须加以抑制，以减少苯烃的损失。具体的反应式如下：*1烯烃的加成反应：叩次+队-CnH2n+2*2噻吩的脱硫反应：CHS+4HfCH+HS4424102*3加氢脱氧反应：CHO+HfCH+HO662662*4加氢脱氮反应：CHN+HfCH+NH6726143*5副反应——芳香烃的氢化反应：CH+3HfCH。662612同样，在加氢运行过程中，催化剂的表面会积累一些沉积物，如聚合物、结焦物，这样催化剂的活性就要下降。为此，需要对主反应的操作参数加以调整，如调整氢气分压、反应温度等。催化剂活性的降低，可以靠提高主反应器进口温度来加以补偿。而对于反应选择性的优化，可以通过改变操作压力，即调整氢气的分压，来使其在一定程度上得到缓和。催化剂的活性可以从反应产物中的噻吩含量来加以评定。如果该噻吩含量已达到允许值以上，则必须提高进口温度。当然，反应温度应尽量控制得低一些，以减少副反应的发生，即减少芳香烃的氢化反应，也可降低结焦的速率。当反应器出口温度达到370°C时，催化剂就需要进行再生，以恢复其活性。催化剂的再生方法也是采用以蒸汽为载体、加入空气进行“烧焦”。此再生后的催化剂与新催化剂一样，也需要进行“硫化”处理。主反应器的热量靠加热炉提高。进入主反应器温度靠其出口温度来加以控制与调节。稳定塔：在稳定塔中，通过蒸馏将溶解于液体反应物中的气体，如：HS、CH、CH2426等除去。塔底的供热靠再沸器提供，以低压蒸汽作为热源。该塔塔顶出来的废气，经冷凝冷却器后入回流槽。该回流槽实际上是个分离槽，分离出来的未冷凝气体再经废气冷却器，以进一步回收碳氢化合物。最后还未冷凝的气体则送外废气处理系统。该回流槽还分离出废水与油液，此油液泵送到稳定塔的塔顶作为回流。该稳定塔的进料液需要预热后入塔，靠该塔塔底热油液通过“进料预热器”与此进料液进行换热。该塔塔底液经与进料液换热后，再经冷却器冷却后入“中间槽”。残油蒸馏塔：在残油塔中，其原料液是从“蒸发器”器底来的“重组分”。此塔的功用是为了尽可能回收其中的苯烃化合物，如：苯、甲苯、二甲苯等，并分离出“轻组分”。该“轻组分”则送往“蒸发器”顶部作回流。该“残油塔”塔底残油含有一定量的古马隆、茚、萘等，是制造古马隆-茚树脂的原料。故用泵将此残油送往古马隆树脂生产装置。“残油蒸馏塔”塔底的热量，靠立式再沸器提供，以高压蒸汽为热源。为了防止聚合物在再沸器中的结垢和沉积，导致管束堵塞、或传热效率下降，故要求再沸器管束内必须处于湍流状态，采用泵进行塔底液的大流量循环来加以实现。二、“预蒸馏单元”的工艺技术：经“加氢单元”装置来的加氢油(BTXS)，进入本单元的原料槽。此槽采用N2气封，目的是为了防止O2气进入、而影响加氢油的质量。自“BTXS原料槽”用泵抽出，并控制一定的流量，经预热器升温后入“预蒸馏塔”。该预热器的热源是“预蒸馏塔”塔顶BT油气的冷凝液。该“预蒸馏塔”的操作压力为450kPa，即在压力下操作，因此，塔顶油气的温度可以达到146S这一温度完全可以满足该塔顶油气作为后续萃取蒸馏单元的BT分离塔的“再沸器”热源的温度要求。“预蒸馏塔”塔顶油气经上述“再沸器”初步降温后，再经冷凝器进一步冷凝冷却。由于在进行纯甲苯生产时，该BT分离塔是停用的，此时“再沸器”也停用。因此塔顶油气只能靠冷凝器来冷却。所获得的BT馏分入回流槽。自回流槽用泵抽出一部分去“预蒸馏塔”塔顶作为回流；另一部分则送经热交换器，预热“预蒸馏塔”的进料液；再经冷却器冷却后送往“萃取单元”的“进料槽”或槽区的BT馏分中间槽暂时储存。“预蒸馏塔”塔底液体靠“再沸器”加热到约212°C。塔底产物XS馏分经冷却器冷却后送往“二甲苯蒸馏单元”，以回收二甲苯产品；或冷却到40C后送往界区外槽区的XS馏分槽暂时储存。工艺特点：“预蒸馏塔”采用加压操作，旨在使塔顶温度升高，这样将此塔顶油气作为“萃取蒸馏单元”BT分离塔的再沸器热源。加压操作的另一个优点是回流量增加、而热量消耗不会增加，这是因为压力增加、使蒸发量减少，即蒸发所需要的热量也很少。“预蒸馏塔”的再沸器热源是高压蒸汽，其功用是将BT馏分与XS馏分完全分离开来。“预蒸馏塔”的操作压力可以随着“再沸器”不同的温度要求加以调整。（4）“预蒸馏塔”的回流液量较大，这是为了使BT与XS在塔内更好地分离；另外，也是为了满足有足够的油气向再沸器提供热量。（5）在“预蒸馏塔”油气系统还设置了“冷凝冷却器”切冷却面积较大。这是因为后续“BT分离塔”的“再沸器”所需热量会有变化时，该“冷凝冷却器”就可作为后备冷却的手段。再说，当生产纯甲苯时，该BT分离塔就仃用，此时“再沸器”也仃用，那么此时的“预蒸馏塔”塔顶油气就全靠该冷凝冷却器来承担冷凝冷却的任务。三、萃取蒸馏单元：（1）纯苯、硝化甲苯生产工艺流程*1萃取蒸馏系统：该系统的原料有：“预蒸馏单元”来的BT馏分、在生产纯甲苯是，储存在槽区的BT馏分。原料从“进料槽”用泵抽出，经“预热器”预热后进入“萃取蒸馏塔”。该萃取蒸馏塔由两部分组成，下部为萃取蒸馏段、上部为非芳烃馏分中溶剂的回收段。这里采用的溶剂NFM从萃取蒸馏塔的塔顶加入，流量约为5.4kg/kg进料量（即：BT馏分）。溶剂的进塔温度为116°C。为了减少芳烃的损失，一定要使萃取蒸馏塔塔顶的非芳烃中含芳烃量较少，因此进塔溶剂的温度控制是十分重要的。离开萃取蒸馏塔塔顶的蒸汽中，包括所有的非芳烃、少量的芳烃与微量的溶剂NFM。其实，溶剂经萃取蒸馏塔的上部，即溶剂回收段的精馏后，溶剂已得到充分的回收，故萃取蒸馏塔塔顶油气中几乎没有NFM。此非芳烃蒸汽经冷凝冷却器，以水为冷却介质；冷凝液体进入回流槽，再用回流泵送一部分去萃取蒸馏塔塔顶作回流，另外部分则送往界区外的槽区，温度约40C。萃取蒸馏塔塔底产物，主要是溶剂NFM和芳烃（即：“富液”），温度约170C、压力为240kPa，直接用泵送往“解析塔”，从溶剂中回收芳烃。萃取蒸馏塔的塔底供热是靠重沸器与再沸器。重沸器的热源是采用高压蒸汽；而再沸器的热源是塔底自身的热贫油。*2“解析”系统：该“解析”系统的功用是将纯芳烃从溶剂NFM中解析出来。它是通过“解析塔”来实现的。其解析的速度取决于“闪蒸”时的供热与芳烃在溶剂中溶解度的降低。解析塔的塔顶压力为30kPa（绝），此真空度是通过真空装置来维持的。在此，采用减压操作，也是为了降低温度，以减少解析所需热量的消耗。为了使解析塔塔底物料加热到198°C，在解析塔的底部设置了两组再沸器，：一组以高压蒸汽为热源，另一组则以低压蒸汽为热源。另外还在解析塔的中部设置了以热贫液为热源的再沸器。从塔顶出来的温度约52C、压力为39kPa（绝）纯芳烃蒸汽经水冷却的冷凝冷却器，冷凝液入回流槽，一部分用泵送往“解析塔”塔顶作回流，回流比为0.75；其余部分则送往“B/T分离塔”。“解析塔的塔底液，温度为198C、压力为45kPa（绝），用泵排出。为了回收塔底贫液的热量，该热贫液依次经过优化设计的换热器，以确保各换热器达到规定的所需温度，即：在”萃取蒸馏塔的“再沸器”达到温度170C、在“解析塔”的“再沸器”达到温度153C、在“BT馏分预热器”达到145C。最后贫液再经水冷冷却器，冷却到温度约116C后，送入“萃取蒸馏塔”的塔顶循环使用。*3溶剂再生系统：一部分热贫液间歇地送入“溶剂再生槽”进行再生，采用减压操作方式。该器实际上是一个“蒸馏塔”，塔底热源采用高压蒸汽、间接加热。该塔顶被蒸出的溶剂NFM蒸汽，进入“冷凝器”，冷凝液返回溶剂NFM系统。塔底残渣则间歇地排入“残渣筒”中。该塔的真空状态，靠真空系统（3X-6301）来维持的。*4B/T分离系统：上述萃取蒸馏系统来的纯芳烃馏分进入本系统的“B/T分离塔”，塔底再沸器的热源是的BT馏分蒸汽，其BT馏分蒸汽的流量与该塔塔底温度进行“串级调节”。该塔采用真空蒸馏，其真空度为70kPa（绝），由真空系统3X-6301来维持。并用n2气来调节，使其塔顶压力稳定。“B/T分离塔”的塔顶为纯苯产品气，经水冷冷凝冷却器冷凝后入回流槽，再用回流泵送一部分去B/T分离塔塔顶去回流，另一部分则经冷却器冷却后去界外槽区的纯苯储槽。塔底为硝化甲苯，温度为114C，用泵抽出，经水冷冷却器，降温到40C后送往界外槽区的硝化甲苯槽储存。*5废油、溶剂系统：从“加氢精制单元”、“预蒸馏单元”、“萃取蒸馏单元”、“二甲苯蒸馏单元”来的碳氢化合物废油，全部集中于“碳氢废油槽”，再用废油泵送出。从“萃取蒸馏单元”来的废溶剂，收集在“废溶剂槽”再用废溶剂泵送出。新鲜溶剂槽储存外购来的NFM溶剂，用新鲜溶剂泵送入“萃取蒸馏塔”。从“加氢精制”、“预蒸馏”、“萃取蒸馏”和“二甲苯蒸馏”等单元来的废气全部进入“废气槽”，此槽中的冷凝液（即废液）用泵将其送出。*6火炬系统：除真空系统和稳定塔的废气外，其它从各单元来的废气全部进入“废气槽”，在此分离出冷凝液后，再全部送入“火炬系统”。只有“溶剂再生”的真空系统废气直接分离后进入本“火炬系统”。（2）纯甲苯生产工艺流程：在进行生产“纯甲苯”时，“预蒸馏单元”所获得的BT馏分，将送往界外槽区的“BT馏分槽”，而将槽区的硝化甲苯泵送到“进料槽”纯甲苯的生产工艺流程基本上与纯苯、硝化甲苯的生产工艺流程相类似，仅有以下3个不同之处：*1B/T分离塔在生产“纯甲苯”时将仃用。在“解析塔”精馏后所获得的纯甲苯经过冷却器冷却，再直接送往界外槽区的纯甲苯储槽中。*2由于进料馏分的改变，其气、液相变热也不相同，故“萃取蒸馏塔”与“解析塔”的温度设定也就有所差异。*3由于硝化甲苯中的非芳烃组分很少，因此在处于器蒸馏过程中，必须增加少量的非芳烃。为满足此要求，则通过回流泵将循环非芳烃送入“进料槽”中。主要设备的功用与特点、原理：（1）萃取蒸馏塔：该塔分为上、下段，上部进行萃取蒸馏；下部则进行非芳烃中的溶剂的回收。萃取蒸馏的目的是为了使非芳烃与芳烃分离开来。由于非芳烃与芳烃的分离不能用普通的精馏方法来实现，为此必须要采用添加特定溶剂NFM的所谓萃取蒸馏方法来加以分离。萃取溶剂NFM的作用是影响组分的蒸汽压，即非芳烃，沸点高于或接近芳烃相平衡温度的非芳烃，就能从萃取蒸馏塔的塔顶逸出，而芳烃则残留在萃取蒸馏塔的塔底，溶解在萃取溶剂NFM中。该添加溶剂的流量是设定的，当原料的处理量发生变化时，为了保持塔操作的稳定，必须对萃取溶剂的流量给予重新设定。在萃取蒸馏塔中，其塔底的供热由两个再沸器提供，一是靠高压蒸汽作为热源；二是以该塔塔底热贫液为热源。在萃取蒸馏过程中，原料BT馏分的进料量与萃取溶剂（即：贫液）的流量是进行串级调节的。由于具备了这些预先设定的参数，故该系统可以比较灵活地从塔的侧线与塔顶采出所需要的产物。该萃取蒸馏塔的操作目标有二，一是使塔底芳烃富液（NFM）中不含非芳烃;二是使塔顶产物中的芳烃与溶剂含量均为最低。实现这个目标的关键是进料的温度与料液/溶剂的比率。由于萃取溶剂NFM在萃取蒸馏塔的顶部几乎不会蒸发，因此可以不用进行自身回流。这样就促进了塔内上升蒸汽中芳烃的回收，而且，较少的非芳烃也继续被溶解。可见，在此必须控制好原料液与溶剂的比例。塔顶蒸汽的数量是由萃取蒸馏塔的热平衡所决定的。由于此塔顶蒸汽的数量对于塔底产物量而言是相当的少，仅0.85%，因此，塔顶蒸汽温度的微小变化，就能引起塔顶蒸汽流量的较大变化。可见，萃取蒸馏塔的热平衡是非常敏感的。在维持塔底加热温度稳定的条件下，塔顶加入的溶剂温度与进料温度的高低也均会使塔顶蒸汽量发生很大的变化，可见及时地预先调整好这些温度，也是实现萃取蒸馏塔正常操作的必备的先决条件。在塔内的上、下段之间，设置了一个带有2组加热盘管的单泡罩塔板，其热源是低压蒸汽。该单泡罩塔板是收集塔上部溶剂回收段来的非芳烃，此非芳烃借助这1组或1个盘管是该塔盘上的液体再蒸发。故在此单泡罩塔板上形成两个液相的较重液体（即：NFM），此NFM液体通过液面控制器送入塔的下部。上述加热盘管可以选择如下几种操作状态：*1当萃取蒸馏塔的进料液中的非芳烃含量较低时，则在溶剂回收部的蒸汽流量必须提高。*2如果萃取蒸馏塔的进料量低于一般值，那么溶剂回收部的蒸汽流量也将低于正常值。这就必须提高其蒸汽的流量。*3如果萃取蒸馏塔的进料中含有较多的重芳烃是，那么从溶剂回收段流下的一部分重芳烃必须进行再蒸发。可见，溶剂NFM、非芳烃与芳烃三者之间的组成关系，对萃取蒸馏塔的操作有极大的影响。*1三角形相图的顶点分别表示NFM溶剂、50%苯、50%非芳烃。*2显然，对于芳烃而言，以苯为代表，它们与溶剂NFM能以任何比例相溶。*3而对非芳烃来说，在溶剂NFM中的溶解度很小，其溶解度的大小与非芳烃的组成有关。*4两个液相层随着温度升高而降低。这意味着非芳烃在溶剂NFM中的溶解度随NFM中的苯组分的增加而增加；非芳烃在溶剂中的溶解度随温度升高而增加。如果在含苯少的NFM中有较高的非芳烃时，则在低温下能形成两种不均一的液相：一是含有密度较大的、重碳氢化合物的NFM相；二是含有密度较小、高非芳烃含量的碳氢化合物相。以上两种液相一旦形成，则该混合物的沸腾行为就会缓和。但是，如果只有一相存在，那么碳氢化合物溶解在NFM中的沸点会升高，这是萃取溶剂的特殊作用所致。而一旦形成两相后，由于气相由两个蒸汽压组成（沸点下降到形成碳氢化合物相的沸点），此作用类似于加入水蒸汽进行水蒸气蒸馏。在一个恒定的温度下这两个液相中NFM浓度的变化，可能会引起激烈的沸腾，导致发生塔顶汽夹带液体的后果。以上所述的NFM、芳烃、非芳烃等组分的相互作用，表明了体系若处于混浊共晶点时、或处于混浊共晶浓度时，该萃取蒸馏就无法进行。这就是说，必须在远离此混浊共晶点的条件下进行操作才行。当然，此“远离”是无法给予测定的，这里只是说，在具体操作中要注意尽量在此混浊共晶点以外的区域操作，才能比较稳定。在具体的正常操作时，应控制其合适的温度条件，来避免“相分离”，并且总是在汽相中保持有足够高的芳烃浓度。所以，萃取蒸馏塔的蒸馏部分的操作，总是使获得的非芳烃汽体中含有少量的芳烃与NFM，它们进入溶剂回收部分再给以完全分离。必须指出的是，在开工与仃止运转时，要注意两相的范围变化。由于热量是由NFM作为载体传送的，故NFM必须首先投入，只有进料具有相当多的汽相，芳烃的汽相才会产生。（2）解析塔：该塔的原料是萃取蒸馏塔塔底的产物，它主要是溶剂NFM、溶解于NFM中的芳烃。其中含有的非芳烃极少，为PPM级以下。采用减压操作。在“解析塔”中，其任务是将芳烃与NFM溶剂分开。塔底获得NFM返回到萃取蒸馏塔的顶部循环使用。塔顶则获得纯芳烃。为了回收热量，在进入萃取蒸馏塔的萃取蒸馏段顶部之前，“解析塔”塔底出来的热贫液，要依次经过“萃取蒸馏再沸器”、“解析再沸器”、“B/T馏分预热器”、“贫液冷却器”等进行换热或冷却。其中，“贫液冷却器”是用来平衡整个系统的热量、以控制NFM的冷却温度的。这里所指的“平衡”，主要是考虑到在“解析塔”的塔底还有高压蒸汽加热的解析再沸器与采用低压蒸汽加热的再沸器，另外，在解析塔的中部，还设有用热贫液加热的解析再沸器。解析塔采用减压操作，旨在降低温度，减少NFM的热分解，也节约热量。塔顶的真空度，由萃取蒸馏系统产生。该“真空系统”包括：萃取区域真空泵、密封槽、萃取区域密封介质泵等组成。真空泵为一种“液环泵”，密封介质是NFM，由再生溶剂冷凝冷却器处供给，剩余的NFM根据密封槽的液位，用“密封介质泵”送往萃取蒸馏塔。密封槽所供的N2气，可以作为置换废气管道内冷凝过的废气，此外还用于真空泵的气体压力平衡。解析塔的一个显著特点，是它不需要对塔底液面进行控制，在此塔底的NFM仅仅是一个充填装置的产品。虽然说它也有少量的消耗，但是，从解析塔塔底抽出的液体量必然等于由萃取蒸馏塔塔底液面控制出来的产物量，艮即进入解析塔的进料量，减去纯芳烃的产量。因此，解析塔的塔底液位是由初期装入量所决定的，随循环系统中的NFM的损失而变化，此时可以用萃取蒸馏塔和解析塔的塔底芳烃产品来进行稀释。其稀释量要根据塔板上与塔液面的情况来决定。解析塔的回流是起到回收解析塔上升到顶部的溶剂的作用。从进料处闪蒸的溶剂汽体经过芳烃回流洗净后流向塔的下部。回流的芳烃在解析塔再沸器中再沸，防止芳烃回流与下部的溶剂再接触。从解析塔再沸器出来的汽/液混合物进入解析塔的单泡罩塔板下面。（3）NFM再生系统设备它包括:*1溶剂再生槽：槽内设有加热器。*2再生溶液冷凝器与气液分离槽。*3萃取蒸馏真空系统：用于解析塔和B/T分离塔建立真空状态。所谓“NFM再生”是指将存在于溶剂中的固体物质、如铁锈，聚合物等分离除去，并回收其中的溶剂，以循环使用。从解析塔塔底来的NFM液体定期送入该“再生槽”，在此进行真空蒸发。靠塔底的U形管加热器供热；靠“液环泵”产生真空。“再生槽”实际上就是一个“蒸发、分离器”。从该槽顶部出来的汽体，经冷凝冷却器、入“气液分离槽”，液体即为NFM，用密封泵送往萃取蒸馏塔；气体则经密封槽、真空泵排出。密封槽处有N2气入口，可以调节*气量来控制其真空度。该“再生槽”的底部残渣间歇排出、入废渣桶所有的NFM再生系统的管线与设备，还有真空系统的管线与设备均必须保温与设置伴随加热管。即使是冷却水，也要有一定的温度、并连续操作，旨在使系统内的NFM温度绝不能达到它的凝固点以下。（4）B/T分离塔：“B/T分离塔”实际上是一个典型的双组分体系的精馏塔。塔顶采出纯苯产品，塔底采出硝化甲苯产品。塔顶油气经冷凝冷却器、回流槽，一部分用泵送往该塔塔顶打回流，其余部分作为纯产品入槽。塔底产品排出、经冷却器冷却后入槽。该塔蒸馏所需要的热量，由塔底“再沸器”提供，以“预蒸馏单元”的“预蒸馏塔”的塔顶B/T油气作为热源。（5）废油系统与火炬系统：从“加氢精制”、“预蒸馏”、“萃取蒸馏”、二甲苯蒸馏“等单元来的废油收集在”废油槽。定期用泵送往“粗苯中间槽”或槽区的“粗苯槽”。在“萃取蒸馏”系统产生的NFM废液，直接送到“溶剂废油槽”，再用泵送回入“萃取蒸馏塔”，或返回到“新鲜溶剂槽”。注意，在该NFM废油槽内设有加热盘管，以低压蒸汽为热源。需要注意的是，如果在此废溶剂槽中的废溶剂含非芳烃较多，为了避免对萃取蒸馏塔造成操作困难，则将废油泵的输出量降低一些。废油槽设置在一个坑状的池内，如果地坑内有排液必要，可以使用移动式的泵，如：潜水泵等。废液槽的排气直接送往排放系统，这是为了避免废液槽中含有的HS气体进2入溶剂系统，影响溶剂的质量。从“加氢精制”、“预蒸馏”、“萃取蒸馏”、“二甲苯蒸馏”等单元来的大部分废气和安全阀的排气均收集在界区内的“排放槽”，排放气中的冷凝液可送往“粗苯中间槽”或槽区的“粗苯槽”。最后排放气进入“火炬系统”处理。由于“稳定塔”的废气中含有较高的H2S气体，故直接送到界区外有关装置去进行脱硫处理。由于“真空系统”的废气中含有氧，故可以直接送入“火炬系统”。5.3.4萃取蒸馏的萃取溶剂NFM的性质NFM的化学名是“正甲酰吗啉”，分子式为：CHON，分子量为115。它能与592水共溶、与苯共溶、与C6-C9等碳氢化合物形成共沸化合物。沸点为243°C、凝固点为23C、闪点为125C、着火点为370C。密度为（20C）1153kg/m3。它与水1：1混合后的PH为8.6。30C下的粘度为5.85cst。汽化热为443.8kj/kg。它的不同温度下的热容为：温度（C）2050100150kj/kg.K1.761.842.012.22关于“NFM”的储存与使用，最要特别注意的是它的干净与净化。“锌”会引起NFM溶剂发生催化分解，因此必须保证在NFM的循环过程中没有锌的存在，这就是说要求所有料液系统没有锌的混入。引起NFM发泡的原因与用于金属材料表面防腐材质有关，如：古马隆树脂。如果存在能造成NFM发泡的介质，则必须预先加以清除干净。氯离子是一种腐蚀物质，虽然说它在原料中的含量很少，但它能在循环中积累，这样它也会引起NFM循环系统的腐蚀。NFM是一种极好的装置去锈剂。由于它处于连续循环的系统之中。故这些铁锈会被粉碎成极细的微粒。随着铁锈的积累，就会导致系统的不畅与损坏泵的机械密封。真空部分的泄漏，意味着空气中的氧进入了系统，02气的存在，会使NFM发生氧化。将形成聚合物，沉积在设备的死角处。它们只有采用高压水才能冲洗除去。另外，当进入的料液中存在烯烃时，在此热溶剂中也会发生热聚合。总之，所有在NFM中积累的杂质，必须通过“再生系统”将这些杂质除去。否则，长期循环后杂质的积累会给装置带来不利影响。还需要指出的是，水压试验和洗净用的水、试运转时的循环液体，都必须尽可能地清理干净，然后再装入NFM。由于高温的水会导致N-甲酰吗啉水解，变成吗啉和甲酸。而甲酸在操作温度下是不稳定的，会分解成CO与HO。结果会在萃2取蒸馏过程中产生含氮芳烃或含氮非芳烃，这是非常危险的，因为即使含有微量，也会引起强烈的腐蚀。在精馏过程中，这些含氮化合物趋向于进入到^的非芳烃中去。纯芳烃通常是不含游离水的。由于30°C的NFM有可能发生凝固，因此不允许将NFM的温度降低到30°C左右。若有必要时，可以采用加入芳烃来稀释，使之降低凝固点。应避免NFM进入废水系统，因此可以将NFM废液作为含废水的碳氢化合物排入到处理过的原料油中。一般情况下，NFM在生物处理系统中是无法使其降阶的。它只有当微生物适应后，方能降阶。在蒸馏过程中，NFM通常是不用加水的。在实践中没有发现NFM有水解作用。正是NFM具有好的热稳定性和化学稳定性，故整个蒸馏设备可以采用普通碳钢制造。由于NFM的沸点高达243C，且与C6~C9碳氢化合物不能形成共沸化合物。故能够方便地将NFM与芳烃进行分离。芳烃的产率实际上与溶剂无关。在分离后的非芳烃中含有少量溶剂，为了回收这部分溶剂，则通过萃取蒸馏塔上部（溶剂回收段）即可。因为此时的NFM与非芳烃的沸点也相差很大。NFM是呈微碱性的。当它与水以1：1的比例混合时，其混合物的PH值为8.6,故不需要采取防腐蚀措施。它本身不会热分解，至于在蒸馏过程中所产生的高分子聚合物或缩聚物，它们能在NFM再生蒸发系统中给予清除。最后，关于该萃取溶剂的选择，主要是考虑价格因素与供应情况。用于芳烃与非芳烃分离的萃取蒸馏溶剂有NFM、4FM（4-甲酰吗啉）、4吗啉羚基醛、FM（甲酰吗啉）等。其中NFM的价格适中、国内有几个生产厂可以供货，故得到广泛采用。三、二甲苯蒸馏单元工艺技术：该二甲苯蒸馏单元的主体设备只有一个，即：二甲苯精馏塔。其原料是“蒸馏单元”的预蒸馏塔的塔底产物。该塔塔顶采出C-馏分、塔的侧线采出二甲苯8产品、塔底则为C-馏分。以上3种产品均送往界外槽区的相应储槽中。9在“预蒸馏单元”的预蒸馏塔塔底出来的XS馏分，靠其塔底的压力自动进入“二甲苯塔”。该塔采用“常压”操作，即：塔的操作压力为120kPa，塔顶的温度约为140°C。该塔顶逸出的是含有少量甲苯的C8-轻质馏分，经冷凝冷却器冷却后进入回流槽，靠回流泵将一部分冷凝液送往塔顶作为回流。其余部分则作为产品送往界区外槽区的储槽内。在该塔进料口之下部处，以侧线方式采出纯二甲苯产品。该侧线产品经冷却器冷却后直接由泵送往界区外的槽区，其流量用仪表控制。塔底的高沸点产物，C+馏分也直接用泵抽出，经冷却器冷却后送往槽区的相9应储槽内。该塔的热量有塔底再沸器提供，以高压蒸汽为热源。工艺特点：*1该塔是采用连续操作方式进行精馏的。与间歇精馏相比，生产能力大，操作稳定，产品质量既稳定、又好。*2采用抽侧线的方式，来获得纯二甲苯，虽然说不易获得特别纯的产品，但是只需要一个精馏系统，就可获得所要求质量规格的二甲苯，这是完全合理的。这意味着只需要更低的投资与生产的成本。1.1.4.3不足之处1、二甲苯质量受原料粗苯中苯乙烯含量的影响较大，如果粗苯中苯乙烯的含量小于1%，才能生产镏程最大为5C的二甲苯，否则只能生产最大为10C的二甲苯。2、采用该工艺装置占地面积相对比较大。1.1.5项目承担单位概述河北工程大学位于中国历史名城一一河北省邯郸市，是一所以工为主，理、工、农、医、文、法、经、管等学科协调发展的中央与地方共建以地方管理为主的多科性高校。学校建有省高校甲级图书馆，藏书总计131万册并拥有较强的教学和科研力量。现有教职工2800多人，副高以上职称人员近900人；引进中国科学院院士、中国工程院院士各1人。学校坚持开放办学，注重国内外院校之间的交流和合作，与清华大学、天津大学等国内大学和美国俄亥拉荷马大学、德国亚琛工业大学等国外大学均建立了长期稳定的校际合作关系。并与美国阿拉斯加大学地质矿业工程学院、英国朗堡大学、乌克兰国立建筑大学联合创办了世界性英文版工程杂志《WorldJournalofEngineering》，面向全世界发行。1.2生产规模及产品质量要求1.2.1生产规模生产规模为年产10万吨苯加氢。1.2.2产品介绍最终产品为苯，硝化甲苯，甲苯，以及二甲苯。各产品质量规格如下表所示：项目纯苯硝化甲苯纯甲苯纯二甲苯密度(15.6°C)kg/m30.882~0.8860.869~0.8730.869~0.8730.865~0.877凝固点C5.50(min)///酸洗比色1(max)2(max)2(max)/含本量wt%99.95(min)///甲苯含量wt%100ppm(max)98.97(min)99.9(min)/

非芳烃ppm400(max)0.98%wt(max)500(max)4.0wt%苯/C8芳香烃含量ppm/500(max)500(max)/芳香烃总含量wt%//99.95(min)/总蒸馏范围。C1.0(包括80.1C)1.0(包括110.6C)1.0(包括110.6C)5总硫含量ppm0.5(max)1(max)1(max)/残留溶剂ppm1(max)1(max)1(max)/颜色，APHA(Pt，Co)20(max)20(max)20(max)20(max)酸度，mgNa0H/100ml0000硫化合物///无水和S021.2.3副产品的种类、及用途蒸发后的残油送经“残油蒸馏塔”，以获得“重质苯”、并送往“古马隆-茚树脂生产装置”。粗苯加氢后所产生的轻质组分和联气体，靠“稳定塔”将它们分离出来，气体部分则送往“煤气精制厂”处理。1.2.4工厂组织和劳动定员估算该项目劳动定员83人，所需人员拟从社会上招聘。1.3设计依据1.3.1生产的技术原理1.3.1.1苯加氢催化剂的催化原理对于粗苯等芳香烃的催化加氢而言，主要的催化化学反应有：含硫化合物的加氢裂解、环烯烃的加氢及脱氢、烷烃与环烷烃的加氢裂解、或带侧链烷烃的苯烃的脱烷基反应等。其实，这些反应均是属于氧化-还原催化反应。在它们所用的强活性催化剂中，不论其组成可能不同，但总是至少含有一个位于元素周期表的长周期中部的元素，如：Cr、Fe、Mn、Co、Ni、Mo等（还有：钯、铂，因是贵金属，较少采用）。这充分说明元素与其化合物的催化性质是在一定的条件下表现出来的物质本性。艮即它们具有的催化特性是与这些元素在周期表中的位置存在着内在的联系。众所周知，元素的化学性质，包括催化特性，取决于原子核外的电子分布，特别是最外层电子的分布。在元素周期表长周期中部的那些“d副层”未能充满电子的元素，对氧化-还原反应具有独特的催化活性。在大多数情况下，催化活性随着原子中“d副层”电子数的减少而升高，如：第4周期第训族的Ni元素的电子分布为一一Ni:1s22s22p63s23p63ds4s2艮即Ni有8个d电子，对双键加氢即表现出很大活性。而当过渡到Cu时，由于Cu原子的d层有10个电子，已经充满，故其催化活性即显著下降。粗苯中的有机硫化物主要有噻吩、二硫化碳等，从对难于加氢分解的噻吩的加氢脱硫反应，也可以看出元素的催化性能。根据多种载在V-A1Q上的金属对噻吩加氢的催化活性所进行的研究，表明：铭、钻、镍、钯、铂等均具有较高的脱硫活性，其中铂的催化活性最高。十分明显，这些具有催化特性的金属全部属于周期表中的第训I族和B族的过渡元素。当采用双金属催化剂时，Mo-C。或Mo-Ni系催化剂，对噻吩的加氢脱硫反应表现出最大的催化活性。因此，目前苯烃加氢工艺中，广泛应用这两种金属或其氧化物为主体的催化剂，其中最常用的是以活性氧化铝为载体的Co-Mo系催化剂。分散在大比表面积载体氧化铝上的氧化钻与氧化钼的混合物所构成的新催化剂，实际上是由AlO、CoAlO、CoO、MoO、CoMoO和结构复杂的Co-Mo氧化232434物所组成。其中，AlO、CoAlO是没有活性的，CoO、MoO、CoMoO具有中等的232434活性，而结构复杂的Co-Mo氧化物才具有较高的活性。上述催化剂在新鲜氧化状态时，对加氢反应能显示很高的活性，但主要起催化裂解的作用，如：C6H6+9H2-6CH4（在CoO/MoO存在下）。为了使新鲜催化剂在一开始就起加氢催化的作用，可以将该新鲜催化剂在装入反应器之前加入硫化剂进行“硫化”，也可在装入反应器后用硫化氢予以“硫化”。对新鲜催化剂的“硫化”，其硫化剂有CS2、硫醇、硫醚等。在经过“硫化”之后，催化剂则由AlO、CoAlO、CoS、MoS、和一些MoO等组成。活性组分主要是23249822MoO2，其次是CoR。CoO的作用可能是使硫化钼晶体保持分离状态以减少熔结，并增加硫化钼的活性表面，从而增加其催化活性。1.3.1.2粗苯加氢净化的原理粗苯加氢根据其催化加氢反应的温度不同可分为高温加氢和低温加氢。在低温加氢工艺中，由于加氢油中非芳烃与芳烃的分离方法不同，又分为萃取蒸馏法和溶剂萃取法。高温催化加氢的典型工艺是Litol法，在温度为600〜650°C、压力6.0MPa条件下进行催化加氢反应。主要加氢脱除不饱和烃，加氢裂解把高分子烷烃和环烷烃转化为低分子烷烃，并以气态形式分离出去。加氢脱烷基，把苯的同系物最终转化为苯和低分子烷烃。故高温加氢的产品只有苯，没有甲苯和二甲苯，另外还要进行脱硫、脱氮、脱氧的反应，脱除原料有机物中的S、N、O,转化成H2S、NH3、H2O除去，对加氢油的处理可采用一般精馏方法，最终得到产品纯苯。低温催化加氢的典型工艺是萃取蒸馏加氢（K.K法）和溶剂萃取加氢。在温度为300〜370C、压力2.5〜3.0MPa条件下催化加氢。主要进行加氢脱除不饱和烃，使之转化为饱和烃。另外还要进行脱硫、脱氮、脱氧反应，与高温加氢类似，转化成H2S、NH3、H2O。但由于加氢温度低，故一般不发生加氢裂解和脱烷基的深度加氢反应。因此低温加氢的产品有苯、甲苯、二甲苯。对于加氢油的处理，萃取蒸馏低温加氢工艺采用了萃取精馏方法，把非芳烃与芳烃分离开。而溶剂萃取低温加氢工艺是采用溶剂液液萃取方法，把非芳烃与芳烃分离开，芳烃之间的分离可用一般精馏方法实现，最终得到苯、甲苯、二甲苯。1.3.2原材料来源及经济技术指标1.3.2.1原材料的来源大部分采用外购。1.3.2.2经济效益分析近年来伴随我国经济的发展，三苯及其下游产品的需求量及出1：3量越来越大，尽管我国目前在建的和计划建设的芳烃项目越来越多，但仍然不能满足国内的需求。国际石油价格的上涨，焦化粗苯精制工艺的不断完善，为焦化加氢工艺提供了有利的发展空间。焦化粗苯加氢精制的大型化、集约化将是未来芳烃发展的趋势之一。就目前国内的市场行情来说，焦化粗苯加氢法比石油苯成本低1500元/t左右，所以焦化粗苯精制的利润空间将大大的提升，焦化粗苯精制必将具有极大的竞争力。同时就目前所有的粗苯精制工艺而言.尽管酸洗法有生产投入少，操作方便的优点，但以目前高端市场的需求来说已不能满足市场需求。在粗苯加氢精制工艺中，高温加氢法一次性投资比低温法稍高.但由于蒸馏简单，且能耗比低温粗苯加氢工艺低100元/t，高温法的产品为单一纯苯.目前纯苯的市场价比甲苯、二甲苯高600〜1000元/t左右，尽管加氢反应器是高温高压.但随着我国化工技术的发展已不是难以解决的问题，所以在引进工艺及进口设备的情况下.建议采用高温高压加氢法较为经济。过去我国纯苯下游产品产能较小.但近几年来苯下游产品产能增长较快，尤其是苯乙烯、苯酚、苯胺、环己酮等生产装置的大量扩建和新建，对苯的需求大增。预计这些下游产品生产装置投产后，国内纯苯将无法满足下游需求.进口量会越来越大。纯苯市场前景较为乐观。1.4生产制度及开工时数的说明1.4.1生产制度实行四班三运转，每班上班前半小时到岗，每天三班分白、中、晚，具体时间安排见表1-13表1-13三班时间安排表白班中班晚班8100—1610016;00—0：000-00—08<-001.4.2开工时数：本工艺要求连续生产，除各设备检修期外，共工作8000小时/年1.5厂区及管廊布置图1.6主要原材料、动力消耗供应来源K.K法苯加氢能耗（t粗苯）而三冷切水裔店予汽不压薪<嫔王网—溶莉而耗~5^斜一硅备矿更标/m1/tA,/kWhW加/n?5—■-—，一>~«.一,「■!-■•-■—"''一i-■买了QF390而63孕3L6化°'°?5罚成•戏21.136?1.7生产安全技术苯加氢生产过程具有高温、高压、易燃、易爆、易中毒，生产连续性强，工艺过程复杂，对工艺参数及操作技术要求高等特点。这些生产特点决定了合成系统危险因素较多，稍有疏忽就可能发生重大事故，造成设备损坏、人员伤亡，即使出现一点波动也会影响全系统的正常生产。以合成系统对设备状况、人的素质和管理水准要求较高。本文针对某企业及同类型企业合成系统内所发生的事故案例进行分析，找出原因及系统固有的危险性，并制定出相应的对策，消除隐患，加强管理，提高工艺、设备安全水平，做到防患于未然，杜绝各类事故发生。根据对事故原因进行分析与总结，对合成系统全面预防事故，搞好安全生产提出如下对策、措施和建议：加强设备管理，建立完善的检修、检测制度，做到有章可循、有据有档可查，不留死角。重视设备日常管理，如腐蚀、振动对设备带来的影响在日常管理中要及时消除，不留后患。使每名职工掌握工艺指标制定的依据与原理，从而严格执行工艺指标，并能从工艺参数的变化中看出问题，找准原因，采取快速、正确的处理与调节办法。要制定详细的检修制度，形成固定程序，并严格落实检修程序。特殊情况下的抢修，要采取更加严密的安全措施。设备中修以上必须办理检修任务书，其中必须有安全措施等相关内容；特别是动火作业要认真办理动火证，应将办理动火证落到实处，消除为办证而办证的应付思想。加强职工技术培训、岗位练兵和安全知识、防范知识的学习，使每名职工真正做到会操作、会保养、会排除设备故障、会熟练使用消防、防护器材，懂得消防、救护常识，不过关坚决不能上岗操作，以免遗留后患。加强安全和劳动纪律检查，通过检查消除各项隐患，提高职工安全意识与责任心。明确车间上下各级安全生产责任制，各负其责。定期逐条考核责任制落实执行情况，与工资奖金挂钩。吸取事故教训，对小事故、事故苗头决不放过，要举一反三，制定防范措施。7•分工段、岗位甚至到单台设备制定详尽的处理突发事件的应急预案，使岗位每名职工能够正确应对。如突然停电、停水怎么办，电压低怎么办，系统突然泄漏怎么处置，并定期组织进行模拟演习，从而全面提高预防重大事故发生的能力，最大限度地减少事故造成的影响。充分重视仪表、联锁、报警对生产、操作的作用，又不过分依赖仪表、联锁、报警。若凭经验想当然对仪表、联锁、报警提