苯抽提装置工艺技术资料

22万吨/年苯抽提装置工艺技术资料第一章装置概况一、概述随着国民经济的发展和环保意识的加强，国家对石化产品的质量要求越来越高。2009年底，我国将在全国范围内执行汽油国Ⅲ排放标准。国Ⅲ排放标准中不仅要求汽油中的硫含量<150ppm，而且要求汽油中芳烃的含量≯42%,其中苯含量要求≯1.0%。中国石化股份有限公司茂名分公司120万吨/年连续重整装置已于2006年8月投产，产出的稳定汽油芳烃总含量高达75%以上，其中苯含量3.5%以上，作为汽油调和组份，这将使茂名分公司出厂的汽油质量达不到国Ⅲ排放标准中要求的汽油质量（苯含量≯1.0％），到时将有大部分重整生成油不能调合格的汽油出厂。因此，为满足2009年底国家执行国Ⅲ汽油质量标准，茂名分公司新上一套22万吨/年的苯抽提装置，一方面可以解决重整汽油调和组份中苯含量过高无法出厂的问题，改善产品质量，进一步提高茂名分公司的市场竞争力，二、设计依据2.1《中国石化茂名分公司22万吨/年苯抽提装置可行性研究报告》（2008年10月）2.2关于《中国石化茂名分公司22万吨/年苯抽提装置可行性研究报告》的批复（石化股份计[2008]474号）（2008年12月）2.3《中国石化茂名分公司22万吨/年苯抽提装置工艺包设计》（2009年2月）2.4《中国石化茂名分公司22万吨/年苯抽提装置基础设计》委托书（2008年11月）三、装置概况中国石化股份有限公司茂名分公司22万吨/年苯抽提装置属于汽油质量升级的装置之一。该装置以重整稳定汽油为原料，生产苯、C6非芳烃、戊烷油、高辛烷值汽油组分，是公司汽油产品质量升级达标的重要装置之一。3.1装置原料本装置原料为120万吨/年连续重整装置（简称1#连续重整）的稳定汽油。3.2装置产品装置产品为苯、C6非芳烃、戊烷油、高辛烷值汽油组分。3.3装置规模以脱C6塔进料计：108.46万吨/年，135.575吨/小时以抽提蒸馏塔进料计：22.16万吨/年，27.7吨/小时本装置系连续生产，年开工时数为8000小时。操作弹性：60%～110%。3.4装置建设性质：新建3.5装置组成及设计范围、分工3.5.1本项目基础设计包括两部分，一是22万吨/年苯抽提装置主体部分，主要由预分馏和抽提蒸馏两部分组成；二是界区外的系统配套工程部分。变配电所、控制室、办公室均与180万吨/3.5.2设计分工本装置按上述范围内的工程基础设计阶段由茂名瑞派石化工程有限公司完成。装置内工程设计分工详见表。单元号单元名称负责设计单位1001预分馏部分瑞派石化工程公司设计2002抽提蒸馏部分石油化工科学研究院（RIPP）提供工艺包瑞派石化工程公司设计2003界区内公用工程部分瑞派石化工程公司设计3.6装置平面布置：新建的22万吨/年苯抽提装置位于炼油厂中部，7号路的北面，10号路的西面，装置北面为1号常减压，东面为催化原料罐区，西面为PX装置预留地。界区占地呈矩形，面积5000平方米，南北长80米，东西宽62.5米3.7设计原则遵照《中国石化茂名分公司22万吨/年苯抽提装置可行性研究报告》的批复规定，针对本项目的具体情况，基础设计遵照以下原则进行：3.7.13.7.23.7.3设备布置按“流程顺畅、紧凑布置3.7.43.7.5四、工艺设计技术方案4.1工艺流程、能量回收的设计原则4.1.1工艺流程设计中采取如下措施保证装置操作平稳、产品质量好、收率高和能耗低：预分馏部分采用先脱C6，然后再脱C5的流程，并采用脱C6塔底物流作为脱C5塔的热源，不仅降低了能耗，而且减小了脱C5塔的塔径，节约了投资；4.1.2抽提蒸馏部分采用北京石油化工科学研究院的专有技术—抽提蒸馏工艺，采用该工艺，可实现高效率高纯度的回收苯产品的目的。该部分由北京石油化工科学研究院提供工艺包。采用最新的环丁砜溶剂的萃取精馏工艺，流程简单、投资省、能耗物耗低；本工艺的技术关键是通过参数的优化配置，将抽提蒸馏塔设计在临界互溶区工作，最大限度发挥溶剂的溶解性和选择性，达到高收率和高纯度的目的；设置苯蒸发塔确保苯产品的质量，并且利用贫溶剂为热源，没有增加能耗，大大延长白土使用寿命；优化的换热流程，贫溶剂多次换热，充分回收装置余热，降低能耗。4.2工艺技术特点4.2.1预分馏部分采用先脱C6，然后再脱C5的流程，并采用脱C6塔底物流作为脱C5塔的热源，可最大限度减少操作费用，节约能耗。4.2.2抽提蒸馏部分流程短，操作简便。装置只需两塔操作，即抽提蒸馏塔和溶剂回收塔，而不需要抽余油水洗塔及水汽提塔。4.2.3抽提蒸馏所使用的溶剂含水量低，溶剂损耗小，对设备无腐蚀性。4.2.4溶剂性能优越，选择性高，不含碱氮。不会对下游使用沸石催化剂的工艺造成致命的催化剂中毒。4.2.5产品收率高，质量好。4.2.6由于溶剂的选择性高，溶剂循环比更低，主要设备尺寸较小，且设备数量较少，因此，投资成本更低。同时，占地面积小，溶剂初装和备用比较少。五、装置自动化控制水平5.1自动化控制水平装置自动控制的目的是保持操作平稳，保证产量、回收率及产品质量的稳定，从而使装置安全地朝着装置效益最大化的方向操作。本装置采用DCS进行监视和控制。工艺过程的主要参数被送入DCS进行控制、记录、显示和报警，并将主要机泵的运行状态送入DCS监视，对可燃气体报警信号亦送入DCS进行报警显示。根据本装置的工艺特点，仪表控制方案设计以成熟的单参数定值控制为主，部分采用串级控制、比值控制、分程控制。本装置共有约30个控制回路，120多个检测点（不含现场表）。5.2自动化控制方案本装置预分馏部分采用经典的精馏塔控制方案。5.2.1抽提蒸馏部分主要为抽提蒸馏塔，控制方案如下：1）进塔原料流量定值控制；进塔原料温度采用双阀分程控制方案，通过调节换热器贫溶剂旁通量控制。2）进塔贫溶剂流量根据原料进料量按一定比值进行比值控制。进塔贫溶剂温度采用双阀分程控制方案,通过调节水冷器贫溶剂旁通量控制。3）塔底供热量由塔底再沸器加热主蒸汽流量定值控制；其灵敏板温度与小股蒸汽流量（约为总量的5～10％）串级控制，通过微调蒸汽量适应原料组成的波动，凝水罐液位通过调节凝水排出量控制。4）塔底液位与塔底排出量串级控制，采用均匀调节方案，使回收塔进料流量较平稳。5）抽提蒸馏塔塔顶回流量定值控制。6）塔顶回流罐液位通过调节非芳出装置量控制。5.2.2溶剂回收塔部分控制方案如下：1）溶剂回收塔在负压下操作，塔顶残压通过调节干式真空泵抽气量来控制。塔顶回流量定值控制。塔顶回流罐液位与芳烃采出量串级控制。塔底供热量由塔底再沸器加热蒸汽凝水流量与塔底温度串级控制。六、主要设备选型说明6.1设备概括本装置无特殊专用设备及专利设备，不需要指定厂家制造，也没有特殊控制系统。专利商将在工艺包设计阶段给出详细的设备规格书。本装置主要工艺设备共有90台，包括塔、换热器、空冷器、容器和泵等，见表1-1。表1-1主要工艺设备设备类型台数塔5换热器20空冷器5罐20泵42过滤器1合计906.2主要设备选择6.2.1塔设备采用高效板式塔，不仅节省设备投资，而且保证长周期运行稳定；6.2.2抽提蒸馏塔采用多段开孔设计，塔板效率高；6.2.3输送含芳烃物流及溶剂物流采用无泄漏泵，既环保又减少了物料损失；6.2.4抽真空系统采用干式真空泵，能耗低，无污染。第二章工艺原理和工艺流程第一节工艺原理环丁砜抽提蒸馏从重整汽油中制取芳烃产品是一个物理分离过程，包括预分馏、抽提蒸馏和溶剂回收和溶剂再生四个部分。预分馏是利用普通蒸馏对原料油进行馏分切割。环丁砜抽提蒸馏是以环丁砜为选择性溶剂，利用溶剂对苯馏分中各组分相对挥发度影响的不同，通过萃取精馏实现苯与非芳烃分离的过程。在溶剂环丁砜的作用下，相同碳数的烷烃（P）、环烷烃（N）和芳烃（A）的相对挥发度依次为αP>αN>αA。与液液抽提相比，抽提蒸馏易于脱除轻质非芳，相对而言难于脱除重质非芳烃。溶剂和苯馏分在抽提蒸馏塔接触形成气液两相，由于溶剂与芳烃的作用力更强，使非芳烃富集于气相，于塔顶排出；苯富集于液相并被提纯，于塔底排出。富集苯的液相进入溶剂回收塔，在塔内进行苯与溶剂的分离，溶剂循环使用。本工艺采用环丁砜-水的复合溶剂，将抽提蒸馏设计在临界互溶区工作，抽提蒸馏塔操作稳定，易于控制；同时加入水作为助溶剂后，使得溶剂回收塔在相同的操作苛刻度下，贫溶剂中苯含量显著降低，从而显著提高芳烃收率。第二节工艺流程一、各塔器的作用抽提蒸馏装置界区内包括2台塔器：抽提蒸馏塔和溶剂回收塔。1）抽提蒸馏塔（T201）：该塔是利用溶剂分离苯和非芳烃的主要设备,溶剂与进料烃类在塔内进行多级抽提精馏，塔内为汽液两相操作。溶剂和C6馏分分别由塔的上部和中部进入，塔的顶段（溶剂进料口以上）为溶剂回收段，塔的中段为抽提精馏段，下段为芳烃提浓段。塔顶得到非芳烃，塔底得到含高纯芳烃的富溶剂。2）溶剂回收塔（T202）：来自抽提蒸馏塔T201塔底的富溶剂在此塔内进行减压蒸馏，分离得到苯与贫溶剂。塔底贫溶剂经过换热后，循环回抽提蒸馏塔T201。为保证苯产品的质量，将其送入白土罐脱除其中微量酸性物质后再进入苯蒸发塔去除少量的重组分后进入苯检验罐。二、工艺流程1.预分馏部分工艺流程预分馏部分主体设备为1台脱C6塔T101和1台脱C5塔T102。预分馏部分的原料为来自重整装置的稳定汽油。原料首先在脱C6塔顶分出C5～C6馏分，然后在脱C5塔顶分出C5馏分，塔底分出C6馏分作为抽提进料。来自重整装置的稳定汽油经流量计FT1001进入原料缓冲罐V103，在V103分程压控PIC1003的控制下经T101进料调节阀FV1010，然后与脱C6塔塔底重馏分在原料/重组分换热器E101A/B换热后，进入脱C6塔T101中部的第33层塔盘进料，脱C6塔为浮阀塔，设有60层浮阀塔板，靠回流罐放空和补氮分程控制来实现塔压稳定。塔底采用2.2MPa蒸汽作为热源，加热量由第50块灵敏板温度与再沸器E102蒸汽冷凝水流量串级控制，保证塔底重馏分中苯含量较低，同时保证C5～C6馏分中不带甲苯（甲苯含量小于200mg/kg）。经蒸馏切割，塔底C7及以上重馏分一路经再沸器E102加热后返回T101，另一路经脱C6塔釜液泵P101A/B升压后，一部分在流量控制下送至脱C5塔再沸器E104作为脱C5塔底的热源，与脱C5塔釜液换热后，再经过原料/重组分换热器E101A/B与原料换热，再经重组分冷却器E106A/B冷却到40℃后，作为高辛烷值汽油组分送出装置，另一部分在塔釜液位与流量串级控制下直接汇到原料/重馏分换热器E101A/B入口。塔顶C5～C6气相物流（84℃，0.08MPa）在脱C6塔空冷器A101中冷凝冷却至65℃，然后进入脱C6塔回流罐V101。回流罐中C5～C6馏分由脱C6塔回流泵P102A/B升压后，一部分由流量控制作为回流被送入脱C6塔T101塔顶，另一部分C5～C6馏分在V101液位和流量串级控制下作为脱C5塔从脱C6塔回流泵来的C5～C6馏分先经C6馏分换热器E107与脱C5塔底油换热后进入脱C5塔T102第27层塔盘。脱C5塔为浮阀塔，设有44层浮阀塔板，靠回流罐放空和补氮分程控制来实现塔压稳定。塔底采用脱C6塔塔底C7及以上重馏分作为热源，加热量由FV1007控制。经蒸馏切割，塔顶C5气相物流（80℃，0.3MPa）在脱C5塔空冷器A102中冷凝再经脱C5塔水冷器E105却至40℃，凝液进入脱C5塔回流罐V102。回流罐中C5馏分由脱C5塔回流泵P104A/B升压后，一部分在回流罐液位和流量串级控制下作为回流被送入脱C5塔塔顶，其余C5馏分在第5块灵敏板温度和总流量串级控制下作为C5馏分产品送出装置。脱C5塔T102塔底C6馏分一路经再沸器E104加热后返回T102，另一路经塔釜液泵P103A/B升压后，经C6馏分换热器E107与T102进料换热后，再经C6馏分冷却器E103冷却至40℃后，C6馏分在T102釜液位和流量串级控制下送入抽提蒸馏塔进料缓冲罐TK201作为抽提蒸馏部分2.抽提蒸馏部分工艺流程抽提蒸馏部分可分为抽提蒸馏、溶剂回收和溶剂再生三部分。抽提蒸馏部分的作用是在溶剂（环丁砜和水）作用下，实现苯与非芳烃分离。来自上游预分馏部分的C6馏份进入抽提蒸馏塔进料缓冲罐TK201作为抽提蒸馏部分的原料。TK201设有氮封和高低液位指示报警。该罐设有苯产品返回线，在预分馏切割出的C6馏分苯含量低于25%（质量分数，正常设计值约25%）时，混兑部分苯产品使缓冲罐中物料苯含量达到25%左右，以保证抽提蒸馏塔进料组成的相对稳定，确保抽提蒸馏塔操作的平稳。抽提蒸馏进料由抽提蒸馏塔进料泵P201A/B抽出升压后在流量控制下，进入抽提蒸馏塔原料/贫溶剂换热器E201A/B，与来自贫溶剂泵P206A/B的贫溶剂换热，通过调节贫溶剂旁通量，控制经抽提蒸馏塔原料/贫溶剂换热器E201A/B换热后贫溶剂的总温降为50℃。换热后，抽提蒸馏原料大部分汽化自第41块塔板进入抽提蒸馏塔T201。与抽提蒸馏原料换完热的贫溶剂由贫溶剂水冷器E202冷却后进入贫溶剂过滤器SR201，滤去脏物后，自第10块塔板进入抽提蒸馏塔，在溶剂的选择性作用下，通过萃取精馏实现芳烃与非芳烃的分离。通过抽提蒸馏塔T201设有86块浮阀塔板。该塔顶压力通过控制回流罐V202补充氮气量与放空量进行调节（即分程控制）。抽提蒸馏塔再沸器E204采用2.2MPa蒸汽（由3.5MPa蒸汽减温减压而来）作加热热源，塔内蒸发量通过控制加热蒸汽量来调节。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％）由第59块灵敏板温度与流量串级控制，通过微调蒸汽量适应原料组成的波动。调节V202液位调节阀LV2003的蒸汽凝水量保持抽提蒸馏塔再沸器冷凝水罐V202的液位稳定。在贫溶剂进料口以上设有溶剂回收段，通过顶部打入少量非芳烃回流以回收非芳烃蒸汽中的少量溶剂。塔顶蒸出的气相非芳烃（86℃，0.05MPa）经塔顶空冷器A201冷凝，然后经水冷器E203冷却后，流入塔顶回流罐V201。回流罐的非芳烃经泵P202A/B抽出升压后，一部分在流量控制下作为回流送入抽提蒸馏塔第1块塔板，另一部分非芳烃在回流罐液位与流量串级控制下送出装置，作为非芳烃副产品。回流罐水包分出的水，在界面控制下送到汽提水泵P207A/B入口管线，作为汽提介质。抽提蒸馏塔T201底富溶剂由富溶剂泵P203A/B抽出，并在塔底液位和流量串级控制下进入溶剂回收塔3.溶剂回收与再生部分工艺流程抽提蒸馏塔塔釜的富溶剂进入溶剂回收塔T202的第26块塔板，该塔共有42块浮阀塔板，在减压下操作，塔顶残压由压力控制器控制回收塔真空泵P212A/B的抽气量及氮气补充量调节，塔底内插式再沸器E206采用2.2MPa蒸汽作为热源，加热量由再沸器气相温度与再沸器出口蒸汽凝结水流量进行串级控制。经过减压蒸馏，苯以气相形式从塔顶蒸出，经过水冷器E205冷却至40℃后进入回流罐V203。回流罐中的一部分苯经泵P205A/B升压后，在流量控制下送入回收塔顶作为回流，其余部分经白土罐进料泵P204A/B升压后，由回流罐液位与流量串级控制送至白土罐进料加热器E209。回流罐V203水包中的水以及V201和V206水包过来的水，经汽提水泵P207A/B升压后，在流量控制下送到以贫溶剂为热源的汽提水换热器E207加热，加热后的汽提水送入溶剂再生罐V204底部，作为汽提蒸汽，如果V204不开工，则汽提水可以改送至溶剂回收塔T202底部。塔釜贫溶剂由贫溶剂泵P206A/B抽出升压，绝大部分先送至汽提水换热器E207再到苯蒸发塔加热器E211最后到抽提蒸馏塔原料/贫溶剂换热器E201A/B，分别与汽提水，苯蒸发塔物料和抽提蒸馏塔进料进行换热，以便充分利用贫溶剂温度，降低装置能耗。少部分贫溶剂去溶剂再生罐V溶剂再生罐V204与溶剂回收塔T202相连，操作压力由回收塔控制。V204是一个减压蒸发器，罐底设有内插式加热器E208，采用2.2MPa蒸汽做加热热源，加热量由蒸汽凝结水流量进行调节。自贫溶剂泵P206A/B来的小股贫溶剂在再生罐液面和流量串级控制下进入再生罐内借助汽提蒸汽进行减压蒸发再生，汽提水在罐底部进入，在罐内除去溶剂中的机械杂质和聚合物，罐顶蒸出的再生溶剂和水蒸汽直接自流回到溶剂回收塔T202下部作为汽提介质，再生除减压蒸发再生外，还设有其它措施来维持溶剂的质量，例如：抽提蒸馏进料缓冲罐和抽提蒸馏塔回流罐用氮气密封，以避免溶剂与空气的接触造成的氧化；抽提蒸馏塔、溶剂回收塔和溶剂再生罐的再沸器使用2.2MPa蒸汽以避免溶剂的局部过热；当系统中贫溶剂的pH值下降时，可启动单乙醇胺注入泵P218向抽提蒸馏塔T201贫溶剂进塔线注入单乙醇胺，调节贫溶剂的PH值在5.0～7.0之间。为防止溶剂起泡，需不定期用消泡剂注入泵P217向抽提蒸馏塔T201贫溶剂进塔线注入消泡剂。消泡剂用苯稀释。4.苯精制部分工艺流程经过抽提蒸馏和溶剂回收得到的苯产品中可能含有痕量的烯烃和其它杂质，会影响到苯产品的酸洗比色和中性试验的指标。为了除去这些痕量杂质，苯产品需经白土处理。从白土罐进料泵P204A/B来的苯产品通过用2.2MPa蒸汽做加热热源的白土罐进料加热器E209加热（使用初期加热温度稍低，末期加热到温度为180℃左右，加热量由出口温度与蒸汽凝水量串级控制），加热后的物料进入白土罐V205A/B，脱除微量烯烃和其它杂质。白土罐由压力与流量组成低选择控制系统控制适当的压力（1.5～经过白土罐处理后的苯进入苯蒸发塔脱除其中的微量重组分。在溶剂回收塔回流罐V203液面和苯蒸发塔进料流量串级控制下进入苯蒸发塔T203第13层塔盘，苯蒸发塔为浮阀塔，设有15层浮阀塔板，靠回流罐放空和补氮控制来实现塔压稳定。塔底加热器E211采用贫溶剂作为热源，加热量由E211的贫溶剂旁路流量控制，以充分回收贫溶剂的余热，节约能耗。经蒸发后，塔顶苯气相物流（83℃，0.2MPa）经苯蒸发塔冷却器E210却至40℃，然后进入苯蒸发塔回流罐V206。回流罐中苯馏分由苯蒸发塔回流泵P209A/B升压后，在回流罐液位与流量串级控制下全打入苯蒸发塔塔顶作为回流，塔顶苯馏分也可以送回TK201。回流罐V206水包分出的水，在界面的控制下送到汽提水泵P207A/B入口管线，与抽提蒸馏塔顶的水一起作为汽提介质。苯产品从苯蒸发塔T203第5层塔盘抽出，经苯产品冷却器E212冷却至40℃后，按回流量的80%（可调），经苯抽出泵P210A/B升压后进入苯检验罐TK202A/B，苯检验罐中的苯产品，每一罐经过质量检验合格后，由成品泵P211A/B送出界区。苯蒸发塔T203底少量的重组分由苯蒸发塔底泵P208间歇地输送到预分馏部分5.支撑设施支撑设施包括抽提蒸馏塔进料缓冲罐TK201、苯检验罐TK202A/B、新鲜溶剂罐TK203、湿溶剂罐TK204、地下溶剂罐V207、放空罐V208和地下污油罐V209，这些罐均设氮封保护。TK201作为抽提蒸馏塔进料缓冲罐，用以消除和减少上游操作可能带来组成、流量波动对抽提蒸馏系统的影响，同时可作为抽提蒸馏操作调整期间不合格产品储罐，避免物料大循环。TK203用来装填新鲜溶剂环丁砜。TK204用来储存停工时的湿溶剂以及正常生产过程中地下溶剂罐V207公用工程还包括软化水、工业水、饮用水、消防水、冷却水、含油污水和雨水收集管网、工艺废水收集管网、高压蒸汽、中压蒸汽和伴热蒸汽管网、蒸汽凝液收集管网、工业风和仪表风管网、氮气管网等。第三章原料及产品的主要技术规格3.1原料的规格中国石油化工股份有限公司茂名分公司苯抽提蒸馏装置的原料为来自上游重整装置的重整汽油，原料组成见表1-1。表1-1原料组成项目烷烃，w%环烷烃，w%芳烃，w%合计，w%C40.160.16C53.193.19C610.080.335.1215.53C74.700.3514.1719.22C80.860.1023.1524.11C90.050.0437.7037.79合计19.040.8280.14100.00按照用户对产品规格的要求及芳烃抽提技术对原料杂质的限制，进入本装置边界区的原料杂质指标应满足表1-2的要求：表1-2原料中杂质的指标项目指标外观清澈、透明、无机械杂质水常温下无游离水总硫，mg/kg＜1噻吩，mg/kg≤0.5颜色（Pt-Co法）≤203.2产品及副产品规格本装置的主产品是苯，其它副产品还有C5馏分、C7+馏分和C6抽余油。业主对苯产品规格有要求，要求达到Q/SHPRD118-2007标准中石油苯优级品的质量指标。业主对抽余油中溶剂含量及苯收率也有要求。苯产品质量指标列于表2-1，C6非芳烃质量指标列于表2-2，C7+重组分指标列于表2-3,C5戊烷油馏分指标列于表2-4。表2-1苯质量规格项目质量指标试验方法标准指标厂控指标外观清澈透明,无机械杂质及游离水目测a纯度/%(质量分数)不小于99.9ASTMD4492非芳烃含量/%(质量分数)不大于0.10ASTMD4492甲苯含量/%(质量分数)不大于0.05ASTMD4492噻酚/（mg/kg）不大于0.6ASTMD1685、ASTMD4735（仲裁法）结晶点/℃不小于5.455.4615GB/T3143总硫含量/mg/kg不大于1.0（仲裁法）酸洗比色酸层颜色应不深于重铬酸钾含量为0.1g/L标准比色液的颜色GB/T2012b溴指数/(mgBr/100g)不大于20SH/T1551密度(20℃)/(kg/m3878～881SH/T2013（仲裁法）、SH/T0604水分/(mg/kg)报告SH/T0246、ASTME1064氮/(mg/kg)报告SH/T06571，4二氧杂环已烷/(mg/kg)报告ASTMD4492氯/(mg/kg)报告注：a在15℃～25b允许使用ASTMD848进行测试，控制指标为“≤1”。如有异议，以GB/T2012表2-2C6抽余油规格项目单位预期值苯w%014甲苯w%0.01环丁砜含量mg/kg≤1总硫mg/kg≤1表2-3C7+重组分规格项目单位预期值苯w%0.02表2-4C5馏分规格项目单位预期值苯w%0.223.3装置原料、产品、副产品用量（产量）用途、储运条件本装置的原料及主要产品其储运条件见表2-5。表2-15储运条件表名称处理量（万吨/年）产量（万吨/年）用途储运条件原料重整汽油108.46管道自重整装置来产品、副产品重馏分83.10管道去罐区苯5.51管道去罐区苯抽余油16.65管道去罐区C5馏分3.20管道去罐区第四章主要工艺指标和经济技术指标4.1主要工艺指标表4-1主要工艺指标测量位置项目单位控制指标脱C6塔（T101）塔顶压力MPa0.06～0.10塔顶温度℃80～88塔底温度℃155～178塔底液位%40～70回流罐温度℃≯40回流罐液位%30～70回流比（对进料）1.8～2.2脱C5塔（T102）塔顶压力MPa0.25～0.35塔底温度℃108～135第5层灵敏塔盘温度℃90±5塔底液位%40～80回流罐温度℃≯40回流罐液位%30～70回流比（对进料）1.5～2.0抽提进料缓冲罐（TK201）液位%40～80抽提蒸馏塔（T201）溶剂比（对进料）3.4～4.8溶剂进料温度℃90±5抽提进料温度℃95～120塔顶压力MPa0.04～0.08塔顶温度℃80～105塔底温度℃165～180塔底液位%30～70回流罐温度℃≯40回流罐液位%30～70回流比（对进料）0.12～0.18溶剂回收塔（T202）进料温度℃165～180塔顶温度℃50～70塔顶压力kPa-40±5塔底温度℃165～180塔底液位%40～80回流罐温度℃≯40回流罐液位%30～70回流比（对进料）0.35～0.6溶剂再生罐（V204）顶压力kPa-90±5底温度℃170～180液位%50～70白土罐（V205A/B）进料温度℃165～185罐顶压力MPa1.6～1.9罐底温度℃170～185苯蒸发塔（T203）进料温度℃85～105塔顶温度℃90±5塔顶压力kPa35～60E211壳程返回温度℃95～115塔底液位%30～70回流罐温度℃≯40回流罐液位%30～70回流比（对进料）0.15～0.254.2经济技术指标4.2.1主要经济技术指标表序号指标名称单位数量备注1主要产品和副产品1.1主要产品重馏分万吨/年83.10苯万吨/年5.511.2主要副产品抽余油万吨/年16.65Ｃ５馏分万吨/年3.202主要原料和辅助原料重整汽油万吨/年108.46环丁砜吨/年５～消泡剂吨/年～0.2单乙醇胺吨/年0.5～1白土吨/年～14.83动力和公用物料消耗3.1新鲜水（工业水）吨/小时23.2生活水吨/小时Max4.03.3循环冷却水吨/小时692.429Max7903.4电千瓦时305.83.5蒸汽高压蒸汽（3.5MPa）吨/小时33.250Max43.225中压蒸汽（1.0MPa）吨/小时7.5间歇3.6氮气Nm3/h50Max2000（开工期）3.7仪表空气Nm3/h200Max650（开工期）3.8装置空气Nm3/hMax2000（开工期）4三废排放量4.1废气吨/小时Max101.8（排火炬）4.2废液吨/小时4.3废渣kg/次3005装置占地面积m244436装置定员人247工艺设备总台数台897.1塔台57.2容器台207.3换热器台207.4空冷器台57.5机泵台428三材用量8.1钢材吨1844.788.2木材立方米58.008.3水泥吨448.009总投资万元13608.784.2.2回收率表4-2芳烃回收率组份单位预期值苯wt%≥99.7苯回收率按如下方式计算：其中：X------苯质量分数，采用气相色谱分析数据下标为物流代号:f-------抽提原料b------苯r------抽余油第五章主要动力指标及公用工程消耗5.1主要动力指标5.1.1循环水用量序号位号名称工作方式流量t/h1E-103C6馏分冷却器连续66.1042E-105脱C5塔水冷器连续27.3323E-106重馏分冷却器连续177.5974E-202贫溶剂水冷器连续6.2755E-203抽提蒸馏塔水冷器连续42.4596E-205溶剂回收塔水冷器连续252.5557E-210苯蒸发塔冷却器连续86.8218E-212苯冷却器连续31.2869HE-2真空泵出口冷凝器连续少量10E-214溶剂冷却器间歇(51.554)11泵冷却连续2.012各采样器间歇(1.0)总计692.429(1)注:(1)不包括间歇用量及HE-2用量5.1.2高压2.2MPa蒸汽消耗序号位号名称工作方式流量t/h1E-102脱C6塔再沸器连续24.9372E-204抽提蒸馏塔再沸器连续10.4283E-206溶剂回收塔再沸器连续2.5344E-208溶剂再生罐加热器连续0.2075E-209白土罐进料加热器连续0.961总计39.0675.1.3中压1.0MPa蒸汽消耗序号位号名称工作方式流量t/h1吹扫白土间歇1(1)2停工用汽间歇3蒸塔间歇5(1)4容器及管线伴热间歇2.5(1)总计7.5(1)注:(1)估值5.1.4低压0.6MPa蒸汽消耗装置自产低压蒸汽(0.6MPa，饱和状态)：4210kg/h。5.1.5蒸汽凝液消耗装置自产蒸汽凝液（1.2MPa,170℃）：29045.1.6净化风消耗装置净化风耗量：约200Nm3/h。5.1.7装置空气消耗装置空气耗量：200Nm3/h（吹扫时使用的最大瞬时用量）。5.1.8氮气消耗装置氮气耗量（0.5MPa）：200Nm3/h（间断使用的最大瞬时用量）。5.1.9泵和空冷电力消耗序号位号名称效率%轴功率kw1P-101脱C6塔釜液泵7055.52P-102脱C6塔回流泵7037.43P-103脱C5塔釜液泵603.94P-104脱C5塔回流泵506.55P-201抽提蒸馏塔进料泵6010.36P-202抽提蒸馏塔回流泵6012.07P-203富溶剂泵5020.58P-204白土罐进料泵4010.89P-205溶剂回收塔回流泵305.910P-206贫溶剂泵7059.811P-207汽提水泵104.012P-208苯蒸发塔底泵100.0313P-209苯蒸发塔回流泵401.714P-210苯采出泵301.915P-211苯产品泵3025.9(2)16P-213新鲜溶剂泵203.1(3)17P-214湿溶剂泵506.7(3)18P-215污油液下泵206.5(3)19P-216溶剂液下泵202.0(3)20P-217消泡剂注入泵100.07(2)21P-218单乙醇胺注入泵100.07(2)22P-219蒸汽凝液外送泵5513.823P-220减温水注入泵2935.524A-101脱C6塔空冷器29.425A-102脱C5塔空冷器15.426A-201抽提蒸馏塔空冷器22总计355.1注：1.估算值。最终轴功率和效率数据应由工程承包商根据工艺要求和泵特性确定。2.除非特别指明，电源为380V,3相,50Hz。3.间歇运转，总计时采用0.30的折扣系数。间歇运转，未统计在总计中。5.2公用工程消耗汇总名称压力，MPa温度，C露点，C纯度，％循环水上水0.4533污垢系数1.43×10-7m2·h回水＞0.25≯43新鲜水0.3032脱盐水0.4532非净化风≥0.6常温净化风≥0.45常温-40氮气≥0.6常温99.83.5MPa蒸汽3.4–3.6370–4201.0MPa蒸汽0.8–1.0200–240火炬管网0.02常温5.3装置综合能耗本装置按《石油化工设计能量消耗计算方法》（SH/T3110-2001）规定的指标及计算方法进行能量消耗计算，装置综合能耗见下表序号项目能量折算值小时耗量单耗能耗MJ/t单位数量单位数量1循环水MJ/t4.19627.96t/t4.6319.402新鲜水水MJ/t6.282t/t0.0150.093电MJ/kwh10.89302.3kwh/t2.3025.0543.5MPa蒸汽MJ/t368432.858t/t0.242891.5351.0MPa蒸汽MJ/t31826.00t/t0.044140.0160.6MPa蒸汽MJ/t3014-4.057t/t-0.030-90.427加热设备凝结MJ/t320.29-28.128t/t-0.207-66.30合计919.36注：能耗只计算连续用量部分.以重整汽油进料135.575t/h计(22.01kg标油/t)5.4节能措施本装置采用环丁砜抽提蒸馏工艺从重整生成油中回收苯产品，在工艺选择、设计上采取以下措施以节省装置能耗。5.4.1优化换热流程，充分回收工艺物流余热1）采用脱C6塔底热物流做为脱C5塔再沸器热源；2）贫溶剂依次作为汽提水换热器、苯蒸发塔加热器、抽提进料预热器的热源，余热回收充分。5.4.2再生后的溶剂以汽提蒸汽形式返回回收塔塔底，再生溶剂气余热完全回收5.4.3采用水和环丁砜作为抽提蒸馏溶剂，通过优化工艺参数降低装置能耗，与环丁砜液液抽提工艺相比，溶剂比、回收塔回流比相当，非芳烃回流比和汽提水比显著降低，从而降低装置能耗。5.5界区条件表装置界区条件见表2-6-1。表2-6-1界区条件表序号名称进/出状态输送方式流量管径mm温度压力备注kg/hm3/h℃MPa一、工艺物料1重整汽油进液管线135575173.14200600.5连续2C7+馏份出液管线103876122.63200400.8连续3C5馏份出液管线40006.750400.6连续4非芳烃出液管线2081432.2100400.8连续5苯出液管线4000046.6100400.4间断6不合格产品出液管线27700～40.4100400.8间断7不合格苯出液管线4000046.680400.9间断8低压火炬气出气管线101800450400.02间断二、公用工程1脱盐水进液管线10001.025400.45间断23.5MPa蒸汽进汽管线43225(max)332502504153.5连续31.0MPa蒸汽进汽管线9750(max)75001502501.0间断40.6MPa蒸汽出汽管线5470（max）42101501700.6连续5蒸汽凝液出液管线37750（max）290401001701.2连续6氮气进气管线2000Nm3/h(开工期)50Nm3/h100常温0.5间断7工业风进气管线2000Nm3/h(开工期)100常温0.5间断8仪表风进气管线650Nm3/h(max)200Nm3/h50常温≥0.45连续9循环水上水进液管线790(max)693400330.45连续10循环水回水出液管线790(max)693400430.25连续11新鲜水进液管线250常温0.312生活用水（少量）进液管线450常温0.3间断第六章装置物料平衡6.1物料平衡表6-1物料平衡表项目物料名称重量%千克/时吨/天万吨/年*原料（进料）抽提原料100.001355753253.8108.46合计100.001355753253.8108.46产品（出料）苯5.046835164.045.47C6非芳烃15.3920865500.7616.69C5馏分2.95400096.003.20C7+76.621038752493.083.10合计100.001355753253.8108.46注：*年开工8000小时第七章产品、中间产品设计组成及指标本装置的主产品是苯，其它副产品还有C6抽余油。业主对苯产品规格有要求，要求达到Q/SHPRD118-2007标准中石油苯优级品的质量指标。抽提蒸馏苯收率保证值为≥98％。7.1苯产品设计组成及指标项目质量指标试验方法标准指标厂控指标外观清澈透明,无机械杂质及游离水目测a纯度/%(质量分数)不小于99.9ASTMD4492非芳烃含量/%(质量分数)不大于0.10ASTMD4492甲苯含量/%(质量分数)不大于0.05ASTMD4492噻酚/（mg/kg）不大于0.6ASTMD1685、ASTMD4735（仲裁法）结晶点/℃不小于5.455.4615GB/T3143总硫含量/mg/kg不大于1.0（仲裁法）酸洗比色酸层颜色应不深于重铬酸钾含量为0.1g/L标准比色液的颜色GB/T2012b溴指数/(mgBr/100g)不大于20SH/T1551密度(20℃)/(kg/m3878～881SH/T2013（仲裁法）、SH/T0604水分/(mg/kg)报告SH/T0246、ASTME1064氮/(mg/kg)报告SH/T06571，4二氧杂环已烷/(mg/kg)报告ASTMD4492氯/(mg/kg)报告注：a在15℃～25b允许使用ASTMD848进行测试，控制指标为“≤1”。如有异议，以GB/T20127.2非芳产品设计组成及指标项目单位预期值苯w％0.14甲苯w％0.01环丁砜mg/kg≤1总硫mg/kg≤1第八章化工原辅助材料质量指标及消耗量8.1辅助材料质量指标表9-1环丁砜规格项目数据检测方法外观无色或浅黄色液体目测环丁砜+助溶剂/wt%（以无水计）>99.5UOP608环丁-2-烯砜/wt%<0.2UOP608异丙基环丁砜醚/wt%<0.3UOP608馏程/282℃<5ASTMD1078288℃>95密度（30℃）/1260～1270ASTMD4052水含量/wt%<0.5GB/T1133灰分/wt%<0.1ASTMD1119热稳定性/mgSO2/h.kg<20UOP599-68T或相当方法环丁砜生产厂：目前国内有锦州六陆化工公司；辽阳光华化工有限公司表9-2单乙醇胺规格项目单位规格外观-无色透明液体纯度w%≥99比重(20-1.017～1.027当量61～63沸点(@760mmHg)C160～170颜色(Pt-Co)AHPA≤25表9-3颗粒白土主要技术指标项目单位规格比表面积m2/g≥200游离酸(以H2SO4计)%≤0.20颗粒度(10-60目)%≥90水分w%≤8.0堆积密度g/cm30.7～0.9脱烯烃初始活性（以溴指数计）mgBr/100g油≤5.0颗粒抗压力N×10-2/粒≥1.5脱色率%≥90表9-4消泡剂主要技术指标项目单位规格硅质物质含量-100％密度(20kg/m3970～1000运动粘度(40mm2/s220～250开口闪点C≮3158.2辅助材料消耗量表9-5预期的化学品消耗序号名称首次装量，t正常消耗量1环丁砜复合溶剂～190产品夹带，<0.003千克2单乙醇胺-0.5～1吨/年3白土14.814.8吨/年4消泡剂-0.2吨/年1.2装置化学危险品性质1.2.1苯、惰性气体中毒及预防1.2.1.1预防苯中毒苯是本装置的主要毒物，苯在常温下就能蒸发成为气体。1）理化状态外观与性状：无色透明液体，有强烈芳香味，微溶于水，能与各种有机溶剂混合。熔点(℃):

5.5沸点(℃):

80.1相对密度(水=1):

0.88饱和蒸气压(kPa):

13.33(26.1℃相对蒸气密度(空气=1):

2.77临界温度(℃):

289.5燃烧热(Kj/mol):

3264.4辛醇/水分配系数:

2.15临界压力(MPa):

4.92引燃温度(℃):

560闪点(℃):

-11最大爆炸压力(MPa):

0.880最小点火能(Mj):

0.20其它理化性质：最小点火能(Mj):

0.20 最大爆炸压力(MPa):

0.8802）危险性概述危险性类别：第3.2类中闪点易燃液体。

侵入途径：吸入、食入、经皮吸收。健康危害：高浓度苯对中枢神经系统有麻醉作用，引起急性中毒；长期接触苯对造血系统有损害，引起慢性中毒。急性中毒：轻者有头痛、头晕、恶心、呕吐、轻度兴奋、步态蹒跚等酒醉状态；严重者发生昏迷、抽搐、血压下降，以致呼吸和循环衰竭。慢性中毒：主要表现有神经衰弱综合征；造血系统改变：白细胞、血小板减少，重者出现再生障碍性贫血；少数病例在慢性中毒后可发生白血病(以急性粒细胞性为多见)。皮肤损害有脱脂、干燥、皲裂、皮炎。可致月经量增多与经期延长。环境危害：对环境有危害，对水体可造成污染。3）急救措施皮肤接触：脱去污染的衣着，用肥皂水和清水彻底冲洗皮肤。眼睛接触：提起眼睑，用流动清水或生理盐水冲洗。就医。吸入：迅速脱离现场至空气新鲜处。保持呼吸道通畅。如呼吸困难，则输氧。如呼吸停止，立即进行人工呼吸。就医。食入：饮足量温水，催吐。就医。4）消防措施危险特性：易燃，其蒸汽与空气可形成爆炸性混合物，遇明火、高热极易燃烧爆炸。与氧化剂能发生强烈反应。易产生和聚集静电，有燃烧爆炸危险。其蒸汽比空气重，能在较低处扩散到相当远的地方，遇火源会着火回燃。有害燃烧产物：一氧化碳、二氧化碳。灭火方法：喷水冷却容器，可能的话将容器从火场移至空旷处。处在火场中的容器若已变色或从安全泄压装置中产生声音，必须马上撤离。灭火剂：泡沫、干粉、二氧化碳、砂土。用水灭火无效。灭火注意事项：戴防毒面具、穿防护服。5）泄漏处理应急行动：迅速撤离泄漏污染区人员至安全区，并进行隔离，严格限制出入。切断火源。建议应急处理人员戴自给正压式呼吸器，穿防毒服。尽可能切断泄漏源。防止流入下水道、排洪沟等限制性空间。小量泄漏：用活性炭或其它惰性材料吸收。也可以用不燃性分散剂制成的乳液刷洗，洗液稀释后放入废水系统。大量泄漏：构筑围堤或挖坑收容。用泡沫覆盖，降低蒸气灾害。喷雾状水或泡沫冷却和稀释蒸汽、保护现场人员。用防爆泵转移至槽车或专用收集器内，回收或运至废物处理场所处置。6）操作处置与储存操作处置注意事项