焦油加氢精馏工段设计方案

10万t/a焦油加氢精馏工段设计方案 31.1选题目的和意义 31.2设计地气候条件 51.3设计的内容 61.3.1工艺流程设计 61.3.2操作条件 61.3.3化工设备的工艺设计 第二章工艺介绍 72.1煤焦油 72.1.1煤焦油的定义 72.1.2高温煤焦油的组成和性质 2.1.3煤焦油的加工工艺情况 2.1.4煤焦油的用途 2.2.1石脑油的定义 2.2.2石脑油的性状 2.2.3石脑油的加工工艺情况 2.2.4石脑油用途 202.2.5世界石脑油供求状况及其预测 2.3柴油 2.3.1柴油的定义 2.3.2柴油的性状及情况简介 2.3.3柴油的加工工艺 24 262.4煤焦油加氢技术概况 2.4.1煤焦油加氢的主要反应 2.4.2影响煤焦油加氢装置操作周期、产品质量的因素 28第三章工艺详述 3.1原料预处理部分 3.1.1原料油减压精馏系统 3.1.2氢气提纯系统(变压吸附) 3.2反应部分 353.2.1加氢精制系统 3.2.2加氢裂化系统 3.2.3高低压分离系统 3.2.4分馏系统 第四章工艺计算和设备选型 414.1分流塔的操作条件 4.1.1物料平衡的影响和制约 414.1.2塔顶回流的影响 424.1.3进料组成的影响 424.1.4进料热状况的影响 4.2分馏塔设计与计算 454.2.1分馏塔塔板数计算 4.1.2塔规格的计算 47第五章车间布置 495.1.车间平面布置 5.1.1车间平面布置内容和原则 5.1.2车间平面布置的方法 5.2车间设备布置 5.2.1设备布置的内容和原则 5.2.2车间设备不知道方法及步骤 5.2.3典型设备的布置 第一章绪论1.1选题目的和意义人类赖以生存的自然环境在不断恶化，如：世界性能源危机不断升级、淡水短缺、大气污染等。石油作为一种不可再生的自然资源正在日渐减少，价格不断上涨。煤炭虽然也是一种不可再生的自然资源，但世界煤炭储量丰富，至今没有像石油一样大规模开采利用，因此，将煤炭作为石油的后备或补充能源是大势所趋。煤炭资源的利用主要有如下几种：煤的直接燃烧、煤的直接液化、煤的间接液化和煤焦化(包括煤气化)。其中煤炭燃料油性利用的是煤的直接液化、煤的间接液化和煤焦化。由于煤直接液化和间接液化装置的建设投资大、运行成本高(主要是需要庞大的电力和水资源做支撑),国内是以能源储备技术的方式在开发，目前无工业化装置。煤焦化是为炼钢企业提供焦炭，但它副产焦炉煤气和煤焦油，以往炼焦企业的焦炉煤气直接外排大气，不但污染环境也造成能源浪费；煤焦油则以低附加值产品形式流入燃料油市场，虽可补充石油燃料油市场，但煤焦油中含有的大量硫、氮则会以SOx和NOx的进入大气污染环境。煤焦油加氢技术就是采用固定床加氢处理技术将煤焦油所含的S、N等杂原子脱除，并将其中的烯烃和芳烃类化合物进行饱和，来生产质量优良的石脑油馏分和柴油馏分。一般煤焦油加氢后生产的石脑油S、N含量均低于50ppm,芳潜含量均高于80%;生产的柴油馏分S含量低于50ppm,N含量均低于500ppm,十六烷值均高于35,凝点均低于-35℃~一50℃,是优质的清洁柴油调和组分。1.2设计地气候条件七台河市属寒温带大陆性气候。具有寒暑悬殊、雨量充沛、光照充足、无霜期短、四季分明的气候特点。冬季漫长而寒冷，年平均气温为4.3℃,最高气温37.2℃,最低气温一39.3℃,年降雨量为400～600mm,积雪厚度为5～10cm,最大积雪厚度42cm,年蒸发量为1200mm,日照平均时数2060.6h,年平均气压987.2Pa,冬季高，夏季低，无霜期173d.常年主导风向西风，夏季主导风向为西南风，冬季主导风向为西北风。年平均风速3.1m/s,最大风速在冬季(11～12月),平均为4.9m/s和4.3m/s,最大时可达九级、十级；最小风速在夏季(8～9月),平均为2.3m/s。评价区夏季逆温频率22%,评价逆温强度为1.3/100m,平均高度140m,逆温维持时间短；冬季逆温出现频率为86%,平均强度为2.0℃/100m,平均高度为166m,冬季逆温特点频率高，强度大，持续时间长。地震裂度VI。1.3设计的内容1.3.1工艺流程设计2.工艺流程的详述3.带控制点的工艺流程图分馏塔的操作条件的确定1.3.3化工设备的工艺设计分馏塔的设计第二章工艺介绍2.1煤焦油2.1.1煤焦油的定义煤焦油是煤在干馏和气化过程中得到的黑褐色、黏稠的油状液体。根据干馏温度和过程方法的不同，煤焦油可分为低温煤焦油(干馏温度在450~600℃)、中温煤焦油、(干馏温度在700～900℃)、高温煤焦油(干馏温度在1000℃)。低温煤焦油的特征是颜色稍褐，密度小，其中主要成分是高级酚、软蜡、短链的脂肪族饱和烃和烯烃。中温煤焦油和高温煤焦油是低温煤焦油在高温下经二次裂解的产物。炼焦工业煤热解生成的粗煤气中的产物之一，其产量约占装炉煤的3%~4%在常温常0.95-1.10g/cm³之间，闪点100℃具有特殊臭味，煤焦在焦炭生产中得到的煤焦油属于高温煤焦油。它是粗煤气冷却过程中冷凝、分离出来的焦炉煤气净化产品之一。装炉煤在隔绝空气的炭化室加热时析出的挥发分，通过焦饼与炭化室炉墙之间的空隙进入炉顶空间，在700850℃高温下发生二次热分解反应：烷烃裂解和芳构化反应，环烷烃脱氢反应，酚类脱水、缩合反应，芳香烃和杂环化合物脱烷基反应等。这些700-850℃左右的气态煤干馏产物夹带着煤尘、焦尘和热解炭，经上升管进入集气管，被循环氨水急冷至70-80'C,在集气管中大部分煤尘、焦尘、热解炭和部分高沸点的煤焦油被冷凝、冲洗下来，剩余的雾状或蒸汽状态的煤焦油在焦炉煤气初冷器及其后的煤气净化设备中逐步冷凝分离。冷凝分离出来的煤焦油汇集至焦油、氨水分离器，初步脱除氨水和焦油渣，分离出煤焦油。煤炭高温干馏时，煤焦油的产率一般为干煤质量的3%-5%。中国大中型煤焦油加工企业基本上都采用4050年代的一次气化、逐步冷却分离、管式炉加热的连续蒸馏工艺。大型装置的能耗一般为21-134kJ/t焦油，小型装置的能耗普遍高达3000/t焦油以上。2.1.2高温煤焦油的组成和性质煤焦油的组成和物理性质波动范围大，这主要取决于炼焦煤组成和炼焦操作的工艺条件。组成煤焦油的主要元素中，碳占90%左右，氢占5%左右，此外还含有少量的氧、硫、氮及微量的金属元素等。高温煤焦油在常温下，密度为1.160～1.220g/cm3’主要是芳香烃所组成的复杂混合物，估计其组分总数有上万种，目前已查明的约500种主要由多环芳香族化合物组成，烷基芳烃含量较少，高沸点组分较多，热稳定性好。其组分萘含量较多，其余相对含量较少，主要有1一甲基萘、2一甲基萘、范、芴、氧芴、蒽、菲、咔唑、莹蒽、喹啉、芘等。煤焦油的闪点为96～105℃,自然点580～630℃,燃烧热为35700~39000kJ/kg。表2.1高温煤焦油的组成昌里苯昌里苯甲苯二甲苯茚四氢化萘萘称6603甲基萘基萘联苯范7001123甲甲基菲荧蒽芘苯并蒽苯酚甲酚(355544 邻间甲邻间甲酚氧苈喹啉咔唑硫杂茚硫二69210杂芴2.1.3煤焦油的加工工艺情况焦油的各组分性质有差别，但性质相近组分较多，需要先采用蒸馏方法切取各种馏分，使酚、萘、蒽等欲提取的单组分产品浓缩集中到相应馏分中去，再进一步利用物理和化学的方法进行分离。170℃前的馏分为轻油；170～210℃的馏分主要为酚油；210～230℃的馏分主要为萘油；230～300℃的馏分主要为洗油；280～360℃的馏分主要为一蒽油；280~360℃的馏分为一蒽油；二蒽油馏分初馏点为310℃,馏出50%时为400℃。2.1.4煤焦油的用途煤焦油是焦化工业的重要产品之一，其产量约占装炉煤的3%～4%,其组成极为复杂，多数情况下是由煤焦油工业专门进行分离、提纯后加以利用.焦油各馏分进一步加工，可分离出多种产品，目前提取的主要产(1)萘用来制取邻苯二甲酸酐，供生产树脂、工程塑料、染料。油漆及医药等用。(2)酚及其同系物生产合成纤维、工程塑料、农药、医药、燃料中间体、炸药等。(3)蒽制蒽醌燃料、合成揉剂及油漆。(4)菲是蒽的同分异构体，含量仅次于萘，有不少用途，由于产量大，还待进一步开发利用。(5)咔唑是染料、塑料、农药的重要原料。(6)沥青是焦油蒸馏残液，为多种多环高分子化合物的混合物。用于制屋顶涂料、防潮层和筑路、生产沥青焦和电炉电极等。为煤干馏过程中所得到的一种液体产物高温干馏(即焦化)得到的焦油称为高温干馏煤焦油(简称高温煤焦油),低温干馏(见煤低温干馏)得到的焦油称为低温干馏煤焦油(简称低温煤焦油)。两者的组成和性质不同，其加工利用方法各异。高温煤焦油，工业上将煤焦油集中加工，有利于分离提取含量很少的化合物。加工过程首先按沸点范围蒸馏分割为各种馏分，然后再进一步加工。各馏分的加工采用结晶方法可得到萘、蒽等产品；用酸或碱萃取方法可得到含氮碱性杂环化合物(称焦油碱),或酸性酚类化合物(称焦油酸)。焦油酸、焦油碱再进行蒸馏分离可分别得到酚、甲酚、二甲酚和吡啶、甲基吡啶、喹啉。这些化合物是染料、医药、香料、农药的重要原料。煤焦油蒸馏所得的馏分油也可不经分离而直接利用，如沥青质可制电极焦、碳素纤维等各种重要产品，酚油可用于木材防腐，洗油用作从煤气中回收粗苯的吸收剂，轻低温煤焦油也是黑色粘稠液体，其不同于高温煤焦油是相对密度通常小于1.0,芳烃含量少，烷烃含量大，其组成与原料煤质有关低温干馏焦油是人造石油的重要来源之一，经高压加氢制得汽油、柴油等产品。主要用途：可分馏出各种芳香烃、烷烃、酚类等，也可制取油毡、燃料和炭黑。2.2石脑油2.2.1石脑油的定义石脑油(Naphtha)又名轻汽油，是一种无色透明液体，系石油馏分之一。化工轻油，指易挥发的石油产品。是由C₄~C₆烷烃、环烷烃、芳烃、烯烃组成的混合物。石脑油由原油蒸馏或石油二次加工切取相应馏分而得。石脑油可分离出多种有机原料，如汽油、苯、煤油、沥青等2.2.2石脑油的性状石脑油在常温、常压下为无色透明或微黄色液体，有特殊气味，不溶于水。密度在650~750kg/m³、。硫含量不大于0.08%,烷烃含量不超过60%,芳烃含量不超有12%,烯烃含量不大于1.0%。石脑油闪点在0℃以下，爆炸极限为0.8%~1.0%。毒性随芳烃含量的不同而不同，高浓度蒸发气体有窒息性。石脑油由原油蒸馏或石油二次加工切取相应馏分而得。2.2.3石脑油的加工工艺情况通常由原油直接蒸馏而得到，也可以由二次加工汽油进行加氢精制后获得。石脑油是一种轻质油品，由原油蒸馏或石油二次加工切取相应馏分而得。其沸点范围依需要而定，通常为较宽的馏程，如30~220℃。作为催化重整原料用于生产高辛烷值汽油组分时，进料为宽馏分，沸点范围一般为80~180℃,用于生产芳烃时，进料为窄馏分，沸点范围为60~165℃。国外常用的轻质石脑油沸程为0~100℃,重质石脑油沸程为100-200℃;催化裂化石脑油有小于105℃,105~160℃及160~200℃的轻、中、重质三种。2.2.4石脑油用途石脑油主要用作石化原料。其中，在亚洲地区，石蜡基石脑油主要用作烯烃原料，而重质石脑油则用作芳烃原料。可以作为石化原料。主要用作化肥、乙烯生产和催化重整原料，也可以用于生产溶剂油或作为汽油产品的调和组分。主要用途：可分离出多种有机原料，如汽油、苯、煤油、沥青等。石脑油是管式炉裂解制取乙烯，丙烯，催化重整制取苯，甲苯，二甲苯的重要原料。作为裂解原料，要求石脑油组成中烷烃和环烷烃的含量不低于70%(体积);石脑油也可作为催化重整原料用于生产高辛烷值汽油组分。我国规定馏程自初镭点至220℃左右。主要用作重整和化工原料。作为生产芳烃的重整原料，采用70~145℃馏分，称轻石脑油；当以生产高辛烷值汽油为目的时，采用70~180℃馏分，称重石脑油。用作溶剂时，则称溶剂石脑油，来自煤焦油的芳香族溶剂也称重石脑油或溶剂石脑油。2.2.5世界石脑油供求状况及其预测2009年以来，国内部分炼厂扩能和新建投产，带动全国石脑油产量保持较快增速。随着金融危机的影响逐渐淡化，我国化工等行业开始呈现恢复性增长，对石脑油的需求量增加。消费市场的复苏在一定程度上驱使国内炼厂加大石脑油的生产力度，产出率有明显提升。随着石脑油进口量的快速增长，我国石脑油出口急剧萎缩，石脑油净出口量呈逐年递减趋势。2009~2011年中国石脑油市场需求大幅增长10%~12%,成为石脑油净进口国。由于乙烯产业链超长，涉及纺织、服装、汽车、电子、建材、塑料以及化工等众多行业，与国民经济和百姓日常生活的各个方面联系解密，因此在我国经济仍处高速发展阶段之际，乙烯需求量在快速增长的同时，我国对石脑油的需求也不断扩张。2011-2015年，预计中国石脑油需求仍将持续平稳较快增长，中国将取代韩国成为亚洲最大石脑油消费国，国内石脑油市场上将呈现供应短缺局面。2.3.1柴油的定义柴油柴油(Diesel)又称油渣，是石油提炼后的一种油质的产物。它由不同的碳氢化合物混合组成。它的主要成分是C9～C18的链烷、环烷或芳烃。它的化学和物理特性位于汽油和重油之间，沸点在170℃至390℃间，比重为0.82～0.845kg/L。柴油最重要的性能是着火性和流动性。①着火性。高速柴油机要求柴油喷入燃烧室后迅速与空气形成均匀的混合气，并立即自动着火燃烧，因此要求燃料易于自燃。从燃料开始喷入气缸到开始着火的间隔时间称为滞燃期或着火落后期。燃料自燃点低，则滞燃期短，即着火性能好。一般以十六烷值作为评价柴油自燃性的指标。②流动性。凝点是评定柴油流动性的重要指标，它表示燃料不经加热而能输送的最低温度。柴油的凝点是指油品在规定条件下冷却至丧失流动性时的最高温度。柴油中正构烷烃含量多且沸点高时，凝点也高。一般选用柴油要求凝点低于环境温度2.3.2柴油的性状及情况简介柴油密度：0号柴油的密度在标准温度20℃,一般在0.84~0.86g/cm³之间。热值为3.3*107J/L沸点范围和黏度介于煤油与润滑油之间的液态石油馏分。180℃~370℃和(重柴油)350℃~410℃两类。商品柴油按凝固点分级，如-10、-20等，表示低使用温度，柴油广泛用于大型车辆、船舰、发电机等。主要用作柴油机的液体燃料，由于高速柴油机(汽车用)比汽油机省油，柴油需求量增长速度大于汽油。柴油具有低能耗、低污染的环保特性，所以一些小型汽车甚至高性能汽车也改用柴油，柴油主要指标是十六烷值、黏度、凝固点等。对柴油质量要求是燃烧性能和流动性好。燃烧性能用十六烷值表示，其值愈高愈好。高速柴油机用的轻柴油十六烷值为42~55,低速的在35以下。2.3.3柴油的加工工艺1.原油蒸馏主要由原油蒸馏，催化裂化，加氢裂化，减粘裂化，焦化等过程生产的柴油馏分调配而成(还需经精制和加入添加剂)。2.生物制柴油利用油脂原料合成生物柴油的方法；用动物油制取的生物柴油及制取方法；生物柴油和生物燃料油的添加剂；废动植物油脂生产的轻柴油乳化剂及其应用；低成本无污染的生物质液化工艺及装置；低能耗生物质热裂解的工艺及装置；利用微藻快速热解制备生物柴油的方法；用废塑料、废油、废植物油脚提取汽、柴油用的解聚釜，生物质气化制备燃料气的方法及气化反应装置；以植物油脚中提取石油制品的工艺方法；用等离子体热解气化生物质制取合成气的方法，用淀粉酶解培养异养藻制备生物柴油的方法；用生物质生产液体燃料的方法；用植物油下脚料生产燃油的工艺方法，由生物质水解残渣制备生物油的方法，植物油脚提取汽油柴油的生产方法；废油再生燃料油的装置和方法；脱除催化裂化柴油中胶质的方法；废橡胶(废塑料、废机油)提炼燃料油的环保型新工艺，脱除柴油中氧化总不溶物及胶质的化学精制方法；阻止柴油、汽油变色和胶凝的助剂；废润滑油的絮凝分离处理方法。3.煤焦油加氢采用固定床加氢处理技术在催化剂的作用下将煤焦油所含的S、N等杂原子脱除，并将其中的烯烃和芳烃类化合物进行饱和，来生产质量优良的柴油馏分.2.3.4柴油的用途柴油可以被用来作为汽车(柴油机)、坦克、飞机、拖拉机、铁路车辆等运载工具或其它机械用器的燃料，也可用来发电、取暖等。主要用作柴油机的液体燃料，由于高速柴油机(汽车用)比汽油机省油，柴油需求量增长速度大于汽油，一些小型汽车也改用柴油。根据密度的不同，对石油及其加工产品，习惯上对沸点或沸点范围低的称为轻，相反成为重一般分为轻柴油和重柴油。石蜡基柴油也用作裂解制乙烯、丙烯的原料，还可作吸收油等。2.4煤焦油加氢技术概况2.4.1煤焦油加氢的主要反应煤焦油加氢为多相催化反应，在加氢过程中，发生的主要化学反应有加氢脱硫、加氢脱氮、加氢脱金属、烯烃和芳烃加氢饱和以及加氢裂化等反应：①加氢脱硫反应②加氢脱氮反应③芳烃加氢反应④烯烃加氢反应R-CH=CH₂+→RCH₂CH₃④加氢裂化反应2.4.2影响煤焦油加氢装置操作周期、产品质量的因素主要影响煤焦油加氢装置操作周期、产品收率和质量的因素为：反应压力反应温度、体积空速、氢油体积比和原料油性质。(1)反应压力提高反应器压力和/或循环氢纯度，也是提高反应氢分压。提高反应氢分压，不但有利于脱除煤焦油中的S、N等杂原子及芳烃化合物加氢饱和，改善相关产品的质量，而且也可以减缓催化剂的结焦速率，延长催化剂的使用周期，降低催化剂的费用。不过反应氢分压的提高，也会增加装置建设投资和操作费用。(2)反应温度提高反应温度，会加快加氢反应速率和加氢裂化率。过高的反应温度会降低芳烃加氢饱和深度，使稠环化合物缩合生焦，缩短催化剂的使用寿命。(3)体积空速提高反应体积空速，会使煤焦油加氢装置的处理能力增加。对于新设计的装置，高体积空速，可降低装置的投资和购买催化剂的费用。较低的反应体积空速，可在较低的反应温度下得到所期望的产品收率，同时延长催化剂的使用周期，但是过低的体积空速将直接影响装置的经济性。(4)氢油体积比氢油体积比的大小主要是以加氢进料的化学耗氢量为依据，描述的是加氢进料的需氢量相对大小。煤焦油加氢比一般的石油类原料，要求有更高的氢油比。原因是煤焦油组成是以芳烃为主，在反应过程中需要消耗更多氢气；另外芳烃加氢饱和反应是一种强放热反应过程，需要有足够量的氢气将反应热从反应器中带走，避(5)煤焦油性质煤焦油的性质会影响加氢装置的操作。氮含量：氮化物主要集中在芳环上，它的脱除是先芳环加氢饱和，后C-N化学键断裂，因此，原料中氮含量的增加，对加氢催化剂活性有更高的要求，同时，反应生成的NH₃也会降低反应氢分压，影响催化剂的使用周期和加氢饱和能力。硫含量：原料中的硫在加氢过程中生成H₂S,因此，硫含量主要影响反应氢分压，高的硫含量增加，会明显降低反应氢分压，从而影响催化剂的使用周期和加氢饱和能力。沥青质：沥青质对加氢装置影响主要是造成催化剂结焦、积碳，引起催化剂失活，加速反应器的提温速度，缩短催化剂的使用寿命。微量金属杂质：原料中含的微量金属杂质主要有Fe、Cu、V、Pb、Na、Ca、Ni、Zn等，这些金属在加氢过程中会沉积在催化剂上，堵塞催化剂孔道，造成催化剂永久失活。第三章工艺详述煤焦油加氢工艺主要包括原料预处理、加氢反应工艺。原料处理括：氢气提纯和原料油减压精馏工艺；加氢反应包括：加氢精制/裂化、高低压分离、分馏。图3-1工艺流程简图3.1原料预处理部分3.1.1原料油减压精馏系统原料煤焦油来自罐区，送入装置。经过换热器与减压塔中段循环油换热至100~130℃,再经过进料过滤器过滤掉固体杂质后，进入电脱盐系统。在电脱盐罐中，煤焦油得到脱盐、脱水处理。脱盐脱水后原料油经换热器再次与减压中段循环油换热升温。而后，原料煤焦油分两路：一路经过预处理加热炉加热至350℃,进入减压塔；另一路经过三个换热器分别于减压塔底重油、加氢裂化反应产物、加氢精制反应产物换热，最终升温至350℃,进入减压塔。减压塔塔顶气体经空冷器和水冷器冷凝冷却至45℃,入回流罐。减压塔顶真空由真空泵提供。减中液体由减压塔顶泵加压。一部分作为回流返回减压塔顶。另一部分经减顶油、重油换热器与出装置的减压塔底重油换热后，进入加氢精制进料缓冲罐或与中段有汇合后进入精制油罐。不合格的减顶油送至地下污油罐回收。减压塔中段油由减压塔中部集油箱抽出，经减压中段油泵加压后，分为两路：一路通过原料油脱盐前换热器和原料油脱盐后换热器与进装置煤焦油换热降温至152℃,作为中段循环油打入减压塔第二段填料上方和集油箱下方，洗涤煤焦油中的粉渣和胶质；另一路则直接送入加氢精制原料缓冲罐或精制油储罐。减压塔塔底重油含有大量的粉渣和胶质，不能送去加氢，由重油泵加压，经减顶油、重油换热器与减压塔顶油换热降温后，送至装置外渣油储罐或榨油造粒。重油泵设有返塔旁路，提高减压塔塔釜的防结垢能力。电脱盐罐注水使用新鲜水，通过脱盐注水换热器完成新鲜水与含盐污水的换热过程。3.1.2氢气提纯系统(变压吸附)原料气为甲醇合成尾气，采用工艺位变压吸附(PSA)制氢工序，变压吸附(PSA)部分均采用PSA工艺，即由八个吸附塔组成，其中两个吸附塔始终处于进了吸附状态，气工艺过程由吸附，四次均压降压，顺放，逆放，冲洗，四次均压生涯和产品最终升压等步骤组成具体工艺过程如下：甲醇合成尾气子塔底进入吸附塔中正处于吸附工况的吸附塔，在吸附剂选择吸附的条件下出去氢以外的部分杂质，得到纯度大于99.99%的氢气，从塔顶排除的氢气进入氢气缓冲罐，然后进入加氢装置。当被吸附杂质的传质区前沿到达床层出口预留段某一位置时，停止吸附，转入再生过程。3.2反应部分3.2.1加氢精制系统加氢精制进料缓冲罐进料共两分路：一路是预处理系统运行正常后，减压塔顶油泵和减压塔中段油泵出口合格油直接进入。另一路是预处理系统运行后，减顶油和中段油减压塔顶油泵和减压塔中段油泵经新增开工线，通过冷却器降温至80~100℃送入罐区中间储罐中，其中减压塔顶有进合格油罐，减压塔中段进不合格油罐；合格精制油通过进料泵经加热器加热至150~180℃进入加氢精制进料缓冲罐供反应系统使用。加氢精制进料缓冲罐中加氢精制原料油由加氢精制进料泵加压至17.25MPa后，经精制产物/精制进料换热器与加氢精制反应产物换热升温至260℃(初期),与加氢精制循环氢混合后进入串联的三台加氢精制反应器A、B、C。反应器A入口温度通过调整循环氢的温度来控制。三台反应器的各床层温度通过补充的冷氢控制。反应压力控制在16.8MPa、415℃(初期)高温的反应产物送往高低压分离系统。3.2.2加氢裂化系统加氢裂化进料缓冲罐中的加氢裂化原料油由加氢裂化进料泵加压至17.25MPa后，经裂化产物/尾油换热器与加氢裂化产物换热升温至399℃(初期),与加氢裂化循环氢混合后进入串联的两台加氢裂化反应器A、B。反应器A入口温度通过调整循环氢的温度由来控制。两台反应器的床层温度通过补充的冷氢控制。反应压力控制在16.8MPa、402℃(初期)高温的反应产物送往高低压分离系统。氢气加热炉用于加热加氢裂化用的循环氢，开工时也加热加氢精制的循环氢。3.2.3高低压分离系统加氢精制反应产物经过精制产物/循环油换热器、精制产物/减压进料换热器、精制产物/精制进料换热器精制产物/低分油换热器，分别与分馏塔底再沸油、减压塔进料、加氢精制反应进料和冷底分油换热，降温至260℃,入精制热高分罐进行气液分离。热高分罐的液体压力由15.65MPa减至1.1MPa排入热底分罐热低分罐，气体经裂化产物/混氢换热器与循环氢换热至190℃,再由空冷器精制产物空冷器和水冷器精制产物水冷器冷却到43℃,入精制冷高分罐再次进行气液分离。其间，为避免反应产生的铵盐堵塞空冷器，于空冷器入口前注入水。冷高分罐的液体压力由15.45MPa减压至1.1MPa排入冷低分罐。精制冷高分罐气体排出，与裂化冷高分裂化冷高分罐的气体混合后去循环氢压缩机的循环氢入口缓冲罐。加氢裂化反应产物经过裂化产物/尾油换热器、裂化产物/混氢换热器、裂化产物/减压进料换热器，分别与加氢裂化进料、循环氢、减压塔进料换热，降温至260℃,进入裂化热高分罐进行气液分离。热高分罐的液体压力由15.8MPa减压至1.1MPa排入热低分罐，气体经裂化产物/低分油换热器与冷低分油换热至180℃,再由裂化产物空冷器和裂化产物水冷器冷却到43℃,入裂化冷高分罐再次进行气液分离。裂化冷高分罐的液体压力由15.65MPa减压至1.1MPa排入冷低分罐.裂化冷高分罐气体排出减压，与精制冷高分的气体混合后去循环氢压缩机的循环氢入口缓冲罐。热低分罐的气体和液体温度为260℃分别送往稳定塔。冷低分罐气体排入燃料气系统。冷低分油经裂化产物/低分油换热器和精制产物/低分油换热器分别与裂化产物和精制产物换热升温至255℃,同热低分油混合后送往稳定塔进行分离蒸馏。冷低分罐设有水包，含有铵盐的污水排入污水管网。3.2.4分馏系统来自高低压分离系统的热低分气直接进入稳定塔稳定塔第三层塔板的下部，混合后的热低分油和冷低分送入第三层塔板的上部。稳定塔塔顶气体通过空冷器稳定塔顶空冷器，和稳定塔顶后水冷器冷却至40℃,进入稳定塔回流罐。稳定塔回流罐气体在维持塔压的情况下排入燃料气系统。液体则经稳定塔顶回流泵作为全回流送回稳定塔塔顶。脱出轻组分的稳定塔底部液体下排出，尾油/分馏塔进料换热器与分馏塔塔底油换热后送入分馏塔进一步分离。稳定塔塔底再沸器的热源为分馏塔塔底用于再沸炉循环油的一路尾油，再沸器返塔温度为303℃。分馏塔塔顶气体经由空冷器分馏塔顶空冷器冷凝冷却至70℃,进入分馏塔回流罐。分馏塔回流罐为常压操作，几乎没有气体排放。分馏塔回流罐液体经石脑作为石脑油产品经石脑油水冷器送出装置。分馏塔回流罐的水相由分水包排出，通过泵分馏塔顶水泵送至注水系统回用。柴油馏分由分馏塔第十二层塔盘流出，在柴油汽提塔中经蒸汽汽提，最终由柴油泵B抽出，通过柴油空冷器和柴油水冷器冷却至40℃,作为产品送出装置。分馏塔塔底的尾油由尾油泵分两路送出：一路流量经稳定塔底再沸器和精制产物/循环油换热器换热实现综合能量利用，最后通过分馏再沸炉升温至385℃返塔；另一路流量经尾油/分馏塔进料换热器与分馏塔塔进料换热，作为加氢裂化的原料送至加氢裂化进料缓冲第四章工艺计算和设备选型4.1分流塔的操作条件4.1.1物料平衡的影响和制约在强制回流的操作中，如果进料量不变，塔顶采出量突然增大，则易造成回流液贮槽抽空。回流液一中断，塔顶温度就上升，就同样也会导致塔顶产品的质量下降。同样，在进料量不变的情况下，当塔底采出量过大时，会造成塔釜液面降低或抽空。这将使通过再沸器的釜液循环量减少，从而导致传热不好，易挥发组分蒸不出去，塔顶、塔釜的产品均不合格。如果塔底采出量过小，将会造成塔釜液面过高，增加了釜液循环阻力，同样造成传热不好，釜温下降。采出量只有随进料量变化时，才能保持塔内固定的回流比，维持塔的正常操作，否则将会破坏塔内的气液平衡。[24.1.2塔顶回流的影响在实际生产中，精馏塔的操作经常通过改变回流比的大小来满足产品的质量要求。所以当塔顶产品中难挥发组分含量增加时，常采用加大回流的方法提高产品质量。但Xp的提高还受精馏塔塔板数、全塔物料衡算的限制，不能无限提高。同时，增加回流比将导致蒸汽用量增大，精馏塔生产能力下降。2:4.1.3进料组成的影响进料组成的变化直接影响精馏塔的操作，当进料中难挥发组分的含量增加时，精馏段的负荷增加。对于精馏段塔板数一定的塔来说，将使部分难挥发组分被带到塔顶，使塔顶产品质量不合格。若进料中的易挥发组分的含量增加时，提留段的负荷增加。对于提留段塔板数一定的塔来说，将造成提留段的易挥发组分分离不彻底，釜液中易挥发组分的损失加大。同时，进料组成的变化还将引起全塔物料平衡和工艺条件的变化。当易挥发组分增多时，塔顶馏分增加，釜液排除量减少。同时，全塔温度下降，塔压升高。当难挥发组分增多时，情况相反。进料组成变化时，一般可采取如下措施：(1)改变进料口难挥发组分增多时，进料口往下移；易挥发组分增加时，进料口往上移。(2)改变回流比难挥发组分增加时，加大回流比；易挥发组分增多时，减少回流比。(3)调节冷却剂和加热剂流量根据组成变动的情况，相应的调节塔顶冷却剂和塔釜加热剂流量，维持塔顶、塔釜的产品质量不变。4.1.4进料热状况的影响当进料热状况发生变化时，q值也跟着发生变化，直接导致提留段下降液体量的变化；从而使提馏段操作线方程、q线方程发生该变，进料板的位置也随之改变。同时，q值的变化使理论塔板数和精馏段、提馏段塔板数分配也随之改变。对于固定进料热状况的精馏塔来说，进料热状况的改变，将会影响到产品质量变化。在精馏塔的操作过程中，增加操作压力，可提高塔的生产能力，使操作稳定。但操作压力上升后，塔的操作费用上升，安全性降低。加压后，塔底馏液中的Xp上升，但数量却相对减少；而釜残液的组成Xw也上升，且釜液量增加。反之，降低压力，塔顶馏出液数量增加，组成Xp下降；釜残液量减少，组成Xw也下降。所以应从产品的出处(塔顶或塔底)来判定。正常操作中应保持恒定的压力，但若操作不正常，引起产品组成下降时，则可采用适当调节操作压力的办法，使产品质量合提高塔釜温度，塔内上升蒸气的速度加大，塔内液相中易挥发组分减少，有利于提高传质效率。但提高塔釜温度对产量的影响，需从产品的出处 (塔顶或塔底)来判定。若易挥发组分为产品，则塔底Xw下降，损失减少；若难挥发组分为产品，则塔底Xw下降，损失增大。综合以上的条件，此塔是以饱和液体进料，在精馏塔的操作过程中，可稳定塔的生产能力，使操作稳定。4.4.5分馏塔的操作指标 塔顶塔底压力温度4.2分馏塔设计与计算4.2.1分馏塔塔板数计算按照选定的工艺流程，确定设计参数和条件。已知：年产精制燃料油10万吨，年工作时间8000小时。进料为饱和液体进料，已知：塔的进料以饱和液体进料，以C₆H₁4查吉利兰图[3]得：N=6.7由(1)(2)联合得：N=12塔板效率E=0.5所以此塔的实际塔板数为：24层4.1.2塔规格的计算V=150Kmol/hpv=2.975Kg/m³M=112.7Kg/Kmolμ=6.4m/s分馏塔的空塔气速为μ=6.4m/sD在1.6～2.0之间Hr取500mmH=(n-n,-n,-1)H,+n,H,+n=(24-3-1-1)×500+3×800+1×800=20000mm式中：H一塔高(不包括封头，裙坐),mmn—实际塔板数Hr一塔板间距，mmnp—进料塔板数Hp—进料板处板间距，mmnp—设人孔数Hr—设人孔处的板间距，mmHp—塔顶空间，(不包括头盖部分),mmHw—塔底空间(不包括盖底部分),mm第五章车间布置车间布置设计是否合理直接关系到基建投资，车间建成后是否符合工艺设计要求，生产能否在良好的操作条件下正常安全的运行，安装维修是否方便，以及车间管理、能量利用、经济效益等问题。工艺专业在此阶段除集中主要精力考虑工艺设计本身的问题外，还要考虑和了解总图、土建、设备、仪表电气、供排水及机修、安装、操作等各方面都需要，同时提出各自对车间布置的要求。车间布置包括车间各工段、各设施在车间场地范围内的平面布置和设备布置两部分，即车间平面布置和车5.1.车间平面布置5.1.1车间平面布置内容和原则(1)车间平面布置的内容化工车间通常包括生产设施、生产辅助设施、生活行政设施及其他特殊用室。(2)车间平面布置的原则车间平面布置适合全厂总图布置与其他车间、公用工程系统、运输系统、结合成一个有机整体；保证经济效益好，尽可能做到占地面积少，建设安装费用少，生产成本低；便于生产管理、物料运输，操作维修方便；妥善解决好防火、防爆、防毒防腐等问题，必须符合国家的有关法规；要考虑将来的扩建与增建的余地。5.1.2车间平面布置的方法(1)准备资料工艺流程图、总图和规划设计资料(2)各工段布置形式的确定对生产规模较大，车间内各工段的生产特点有显著差异，需要严格分开或厂区平坦地形较小时，一般考虑分散布置。对生产规模较小，生产中各工段联系频繁，生产特点无明显差异，且地形较平坦时，一般考虑集中对建筑投资少、用地少，有利于安装、检修，有利于通风、防火、防爆、防毒；受气候影响小，便于操作，自动要求低的设备，考虑露天布置。对于小规模的间歇操作、操作频繁、自动控制要求高的设备，或低温地区的设备，考虑室内布置。(3)流程式布置按流程顺序在中心管廊的两侧依次布置个工段，可以避免管路的重复往返，缩短管路总长。各工段分别组成长方形块区域，在组成整个城建。(4)车间平面布置方案对于小型车间，直通管廊长条布置，是露天布置的基本的方案。对较复杂的车间，可以采用T形或L形的5.2车间设备布置5.2.1设备布置的内容和原则车间设备布置是确定各个设备在车间中的位置；确定场地与建筑物的尺寸；确定管路、生产仪表管线、采暖通风管线的走向和位置。最佳的设备布置应做到：经济合理，节约投资，操作维修方便、安全，设备排列紧凑，整齐美观。[4](1)设备布置露天化生产中不需要经常操作的设备，自动化程度较高的设备或受气候影响不大的设备，应当考虑露天布置。(2)满足生产工艺与操作要求设备布置时一般采用流程式布置，以满足工艺流程顺序，保证工艺流程在水平和垂直方向的连续性。在不影响工艺流程顺序的原则下，将同类型的设备或操作性质相似的有关设备集中布置，可以有效的利用建筑面积，便于管理、操作与维修。还可以减少备用设备或互为备用。(3)符合安装与检修的要求必须考虑设备运入或搬出车间的方法及经过的通道。根据设备的大小和结构，考虑设备安装、检修及拆卸所需的空间和面积，同类设备集中布置可统一留出检修场地，如塔、换热器等。4](4)符合安全技术要求设备布置应尽量做到工人背光操作，高大设备避免靠近窗户，以免影响门窗的开启、通风和采光。有爆炸危险的设备应露天布置，室内布置时要加强通风，防止爆炸性气体的聚集。加热炉、明火设备与产生易燃易爆的设备应保持一定的距离(一般不小于18米),易燃易爆车间