歧化反应系统.docx
- 文档编号:12956468
- 上传时间:2023-06-09
- 格式:DOCX
- 页数:14
- 大小:105.08KB
歧化反应系统.docx
《歧化反应系统.docx》由会员分享,可在线阅读,更多相关《歧化反应系统.docx(14页珍藏版)》请在冰点文库上搜索。
歧化反应系统
一.歧化与烷基转移反应的目
利用甲苯和碳九芳烃进行歧化和烷基转移反应,生成有市场利用价值的产品苯和混合二甲苯,从而有效的避免了甲苯和碳九芳烃作为低值的副产品调入汽油或燃料油系统,提高了甲苯和碳九芳烃的有效利用率。
二.惠州歧化-烷基转移单元简介
歧化单元采用ExxonMobil的Transplus技术将在EM-1000催化剂作用下甲苯、C9及部分C10芳烃转化为二甲苯(接近平衡率)和苯的平衡混合物,同时产生少量的C5-气体和C10+芳烃;C9/C10芳烃分离塔处理来自二甲苯分馏部分的物料,分离出C9/C10馏份作为歧化反应进料。
●物料组成
名称
wt%
公斤/时
万吨/年
进
料
C7-芳烃自芳烃抽提部分
36.4
77854
65.40
C9+芳烃自二甲苯分馏部分
61.1
130719
109.80
甲苯自吸附分离部分
0.4
896
0.75
补充氢
2.1
4497
3.78
小计
100.0
213966
179.73
现阶段进料组成C7-芳烃自芳烃抽提部分110t/h,C9+芳烃自二甲苯分馏部分125t/h,甲苯自吸附分离部分1t/h。
●歧化与烷基转移反应的化学反应方程式
主化学反应
1)歧化反应
2)烷基转移反应
副反应
1)歧化反应
2)加氢脱烷基反应
3)环损失反应应
芳烃+H2→饱和烃
4)茚满和其它芳环缩合成稠环芳烃(焦)
●反应转化率
转化率的计算公式是:
进料中(T+C9/10A)—产品分离罐底(T+C9/10A)
总转化率=───────────────────*100%(wt)
进料中(T+C9/10A)
根据惠州的化验结果进行了一个初步的计算:
歧化反应进料T含量46%,C9A含量40%,C10A含量13%。
产品分离罐底T含量30%,C9A含量20%,C10A含量8%.
转化率大概是42%。
●催化剂简介
EM-1000催化剂系统包括两个催化剂床层,由上层床(EM-1000T)和下层床(EM-1000B)构成,在TransPlus反应器中,上层床与下层床的装填比例为90%/10%。
EM-1000催化剂系统的主要优点是高空速、低氢油比、高转化率,并可处理C9+含量高的原料,同时催化剂具有优异的物理强度,抗压碎耐磨损,在一个循环周期内,催化剂床的压降上升很小。
歧化催化剂
t
8.73
EM-1000B
t
78.58
EM-1000T
甲苯歧化与烷基转移过程中,由于伴随着发生三甲苯歧化生成二甲苯和C10A的副反应,当甲苯与C9A比例固定时,如果反应器进料中带有一定量的C10A,可减少三甲苯歧化生成C10A的量,从而提高苯加C8A的选择性;使用EM1000型催化剂,适当提高原料中C10A含量,可使部分C10A转化生成二甲苯和三甲苯;但原料中C10A含量过高,会使催化剂积碳加速,失活加快,运转周期缩短,因此要求进反应器的原料中C10A含量在一定范围内。
总之,本工艺系以二甲苯为目的产物,故甲苯和三甲苯是最合适的原料。
因此,选用的C9A原料中三甲苯含量应尽可能高。
同时,为保证获得较高的苯加C8A选择性,反应原料中应含有一定的C10A。
一般情况下当原料中碳九芳烃较多时,由于碳九芳烃比甲苯易产生裂解反应,造成积碳,因而需提高氢轻比。
如果碳九芳烃中甲乙苯和丙苯含量高,就更应提高氢烃比。
对EM1000型催化剂而言,反应器进料须满足氢/烃≥2/1(摩尔比)。
该工艺的另一特点是反应器入口芳烃原料中允许含15%(wt)左右的C10A,即在本装置T/C9A=48/52配比下,进料C9A中允许含30%(wt)C10A,从而可大大减少C9A的损失,有利于提高产品的选择性。
镇海反应进料中甲苯的含量在45%左右,C9A在40%左右,C10+大约在15%左右。
而镇海的进料中C10+只有6%左右。
●反应部分基本参数
歧化反应部分
反应器
R502
催化剂类型
EM-1000T(上部)
EM-1000B(下部)
反应器入口温度(°C)
417(初期)
470(末期)
反应器出口温度(°C)
436(初期)
489(末期)
分离器压力,MPag
2.19
H2循环纯度(%mol)
80.0(初期)
80.0(末期)
氢分压(MPaa)
(2)
1.50(初期)
1.50(末期)
反应器入口压力(MPag)
2.52
反应器出口压力(MPag)
2.37
H2/HC比(mol/mol)
2.0
重量空速WHSV(hr-1)
2.7
主要设备介绍
歧化反应器(111-R-502)为高温、临氢操作的轴向板焊式反应器,是本装置的核心设备。
直径分别为5300mm,切线为长度8000mm,壁厚分别为114mm,内设入口分配器和出口收集器。
主体材质选用2.25Cr-1Mo,内件材质选用0Cr18Ni1OTi,为国内制造。
Packinox焊板式换热器,主体材质为2.25Cr-1M0,内装不锈钢板束。
此类换热器结构紧凑,产物出口温度可较低,回收热量大,热效率高,压降低,降低了系统的能耗。
在换热器冷端进料处设置专有的喷淋棒组件,保证了进料分布均匀,确保正常操作。
歧化循环氢压缩机两台压缩机均采用3.5MPa蒸汽背压至1.0Pa蒸汽的背压透平驱动。
相关联锁
歧化进料切断自保联锁系统
歧化进料切断自保联锁系统(IS-512)联锁原因
1)歧化进料流量FSLL50506低低(116610kg/h)联锁;
2)反应器入口温度TSLL50611低低(300℃)联锁;
3)F503联锁(IS-513)停炉;
4)K501联锁(IS-514)停机;
5)系统泄压阀UV50703打开泄压(IS-515)。
歧化进料切断自保联琐系统(IS-512)动作与结果:
1)UV50502关闭,切断进料;
2)停P510A/B(IS-511)
3)F503联锁停炉(IS-513)。
歧化进料加热炉F503自保联锁系统(IS-513)
1歧化进料加热炉F503自保联锁系统(IS-513)联锁原因
1)F503长明灯压力低低PSLL51101/51102/51103低低(0.07Mpa),三取二联锁;
2)F503主燃料气压力PSLL51004低低(0.02Mpa)或高高(0.3Mpa)联锁;
3)进料中断(IS-512);
4)K501停机联锁(IS-514);
5)系统泄压阀UV50703打开(IS-515);
6)歧化反应器R-502出口温度高高(500℃)
7)DCS手动联锁HS50601开关在停车位置;
8)现场手动联锁开关HS50602在停车位置。
2歧化进料加热炉F503自保联琐系统(IS-513)动作与结果
1)UV51101,UV51102关闭,切断主火嘴燃料气;
2)切断进料(IS-512);
3)UV51103,UV51104关闭,切断长明灯燃料气。
压缩机K501工艺自保联锁系统(IS514)
1压缩机K501工艺自保联锁系统(IS514)联锁原因:
1)压缩机出口流量FSLL50507(22061kg/h)低低联锁;
2)压缩机入口缓冲罐液位LSHH50702高高(80%)联锁;
3)DCS手动联锁开关HS50702和现场手动开关HS50701在停车位置;
4)UV50703打开(IS-515)。
2压缩机K501工艺自保联锁系统(IS-514)动作结果:
1)停K501,
2)补充氢进装置阀UV50701关闭;
3)切断反应进料(IS-512);
4)F503联锁(IS-513);
5)反应系统泄压(IS-515);
歧化单元系统泄压自保联锁系统(IS515)
1歧化单元系统泄压自保联锁系统(IS515)的
1)DCS手动联锁开关HS50704在停车位置;
2)现场盘装手动开关HS50705在停车位置;
3)循环氢压缩机K501停(IS-514)。
2歧化单元系统泄压自保联锁系统(IS515)动作和联锁结果:
1)系统泄压阀UV50703打开。
2)切断反应进料(IS-512);
3)F503联锁(IS-513);
4)循环氢压缩机K501联锁停机(IS-514);
5)高分罐底阀UV50702关闭(IS-516)。
高分罐底液位自保联锁系统(IS516)
1高分罐底液位自保联锁系统(IS516)联锁原因:
1)歧化产物分离罐D506液位LSLL50703低低(30%)联锁;
2)系统泄压(IS-515)。
2高分罐底液位自保联锁系统(IS516)联锁动作结果:
UV50702关闭,切断高分罐底外送物料;
歧化稳定塔重沸炉自保联琐系统(IS-519)联锁原因:
1)F504辐射段支路入口流量FSLL50806A~F低低(84570kg/h),六取二联锁;
2)F504长明灯压力低低PSLL51201/51202/51203低低(0.07Mpa),三取二联锁;
3)F504主燃料气压力PSLL51204低低(0.02Mpa)或高高(0.3Mpa)联锁;
4)P513A/B停泵(IS-520);
5)DCS手动联锁开关HS50803在停车位置;
6)现场手动联锁开关HS50804在停车位置;
2歧化稳定塔重沸炉自保联琐系统(IS-519)动作结果:
1)关闭UV51201、UV51202,切断加热炉主火嘴燃料气
2)关闭UV51203、UV51203,切断加热炉长明灯;
歧化稳定塔重沸炉泵压力低低联锁(IS-520)
3.2.20.1歧化稳定塔重沸炉泵压力低低联锁(IS-520)原因:
1)歧化稳定塔重沸炉泵P513A/B出口压力PSLL50804低低(1.28Mpa);
2)P-512A/B停。
3.2.20.2歧化稳定塔重沸炉泵压力低低联锁(IS-520)动作结果:
1)停P513A/B.
2)触发IS519,联锁F504。
歧化反应加沸炉和稳定塔重沸炉空气预热器自保联锁系统(IS532)
1歧化反应加沸炉和稳定塔重沸炉空气预热器自保联锁系统(IS532)原因:
1)空气预热器入口烟气温度TSHH51516高高(420℃)联锁;
2)空气预热器出口烟气温度TSHH51517高高(240℃)联锁;
3)停空气鼓风机;
2歧化反应加沸炉和稳定塔重沸炉空气预热器自保联锁系统(IS532)动作结果:
1)F503/4空气预热器烟气入口温度TSHH51516高高联锁,停烟气引风机,UV51504打开,烟气排往烟囱,同时UV51503关闭,切断进口空气预热器的烟气。
2)F503/4空气预热器烟气出口温度TSHH51517高高联锁,则停烟气引风机,UV51504打开,烟气排往烟囱,同时UV51503关闭,切断进口空气预热器的烟气。
3)如果鼓风机停,则快开风门UV51501A~D打开,强制通风进加热炉F503。
快开风门UV51502A~D打开,强制通风进加热炉F504.停烟气引风机,UV51504打开,烟气排往烟囱,同时UV51503关闭,切断进口空气预热器的烟气。
关键流程
1.正常流程
2.开工循环流程
惠州开工基本步骤
投料前工作
C502向D504进料,启动P510,D504向C504进油
5月15日10:
35歧化做泄压试验
5月17日10:
00C504点主火嘴升温,C504继续升温(10℃/H的速率),建立塔回流,歧化单元引氢准备,19:
50引氢充至0.7MPa保压试漏
5月18日18:
40建立循环流程:
D504→C504→R501A→C501→C502→D502→D504为歧化反应投料作准备
5月19日15:
25K501启动
5月20日0:
50建立下列流程:
D504→C504→R501A→C501→C502→D502→D504;C402底→C503→D503→D504;C502底→E210→213-05;C502顶、C501侧线苯→T551;C503顶/底→213-05(顶C9合格后至T553);16:
30点F503长明灯(点炉)
5月21日9:
00F503升温进行催化剂的干燥与还原150度之前氢分压小于0.7MPa150度恒温2小时150℃后歧化反应器入口压力向2.07MP升压,逐渐提高氢纯度至75%,每隔半个小时从高分、板换及管线低点排水,260℃恒温4小时后,升温时用重整补充氢升压,并提高氢纯度
5月22日2:
55F503的出口温度提高到315℃,恒温4小时后用补充氢进行置换,去除催化剂中的水含量,7:
00从K501出口补N2从D505\D506顶安全阀旁路放空,主要目的是进行氮气稀释,同时去除系统中的水份,现场测量水含量。
7:
30开始将反应系统向380℃升温11:
30催化剂硫化硫化未果,反应温度降至300-320℃(这就是杨纪给我讲的那个小插曲,注硫线上最后一个高空处的盲板没有拆除)
注意事项
在反应床层底部温度未达到375~380℃之前,不得开始预硫化
5月24日6:
00反应温度从330℃降至380℃9:
00歧化反应系统开始注硫9:
50反应投料(175t/h,TIC50610设定为385℃)
歧化反应投料
24日上午10时,歧化反应以进料70%的负荷、70%的H2纯度进行投料,投料时反应器的入口压力为1.85MPa,补充氢量最大达到8500Nm3/h,氢油比H2/HC控制在1.7以上,尾氢放火炬,因为经过预硫化,反应器R502的进出口温差控制在55℃内,并随着温差的降低,逐步减少注硫量,最后在反应器温差30℃左右时停止注硫;为了将尾氢去PSA单元,将压缩机的出口压力提高至2.55以上,目前反应器的入口压力也相应提高到2.2MPa,氢纯度维持在65~70%,C7与C9A的量控制在1:
1左右,通过调整压缩机的转速,氢油比(H2/HC)控制在2.0~2.2,歧化的反应参数控制如右:
温度
℃
391
压力
MPa
2.43
氢纯度
v%
65%
氢油比
mol/mol
2.25
进料量
t/h
170
C7+C9总转化率
wt%
44~45.5
注意事项
1)控制加热炉的升降温速度在50℃以内,一般控制在30℃/h左右。
2)当系统压力达到2.07MPa时,反应器入口温度需达到175℃以上,具体根据反应器材质的MPT决定
3)当反应系统温度达到150℃和200℃时对法兰进行热紧
4)在升温过程中需要对临氢系统继续测漏
惠州开工过程中所遇到的问题
1.F501/502/504/702再沸炉烘炉温度问题
再沸加热炉是通过蒸汽保护来进行烘炉的,在烘炉时由于受到蒸汽量的影响,加热炉炉膛温度未达至要求的500℃,炉膛衬里未得至充分的烧结。
在再沸炉在烘炉期间,由于鼓风机、引风机不具备条件启动条件,烟气余热回收系统未参与烘炉,未脱除烟气管道浇注料的水份,容易造成烟道烧注的脱落。
现在出现衬里脱落。
惠州在装置热油运过程中适当降低再沸炉的升温速度,使之在400~500℃之间充分烧结。
2.加热炉炉管的爆破问题
歧化与异构化反应加热炉不是门式加热,只有除去反应炉炉管中的水份才能保证爆破效果,采取工厂风的吹扫除去U形炉管的水,上体方法是:
将工厂风通过临时管线引入反应系统,从炉管的入口进风,在炉管的出口加入盲板并留下出水空隙,尽可能性增大工厂风的量,有效地除去了炉管中的水分;在吹扫中发现了管线有杂物,又采取同样的方法对反应炉炉管进行反向吹扫,彻底除去了炉管中的水分,也除去了炉管中的杂物,消除了装置开工过程中的隐患。
3.进油后装置脱水问题
由于设备及管道经过了水冲洗、水联运,在歧化单元单元进油后如何有效除去系统中的水分,保证开工进度,由传统的水包脱水、静置脱水改为联运脱水即C501、C502与T551进行水联运时从T551底联运脱水,加快了开工进度,缩短了开工周期。
4.歧化反应系统注硫
歧化异构化反应系统注S泵是同一台,选型时压头不够,一开时注不进去,后又更换一台,泵出口压力达到2.5Mpa还是没有注进去,后来通过排查发现注S管线与反应入口管线接口(是个小切口)堵,后临时将注S管线接到反应入口氮气管线上。
5、歧化进料过滤器充液出口阀没关严进入反应系统
歧化进料过滤器充液时,反应器温度骤升最高出入口温度达100OC,此时反应系统正在注S,一开始以为是注S引起的温升,后请教老外注S引起的温升大约10OC左右后经检查确认过滤器后阀门未关严。
6.原料不足,歧化低负荷开工
歧化反应投料时反应器床层温升较大,严重时会有飞温的可能,专利商要求,TransPlus反应投料开始时要求负荷为80%,投料后要求迅速提高到100%的负荷,其目的是带走反应床层中的热量,而受上游物料的影响,决定以175t/h的稳定流量进行投料,在6月24日完成投料前第一阶段注硫后歧化投料,在歧化投料后根据反应器的温升情况调节注硫量,在温升35℃以下逐渐关闭注硫。
7.歧化催化剂干燥还原时水含量高
由于歧化催化剂在投料前需进行干燥还原,在干燥还原时由于受系统氢气影响,氢气的补充与排放量不够,造成系统中的水含量超过投料要求的200ppm,首先提高补充氢流量,同时增加尾氢的排放量,在氢纯度提高后再从压缩机的出口补充高压氮气,循环氢纯度降至60%左右时再补入重整补充氢,直至歧化临氢系统中的水含量符合进料要求。
8.歧化压缩机机械故障停工
6月16日23:
22K501停止运行,歧化反应进料中断,反应加热炉F503熄炉,歧化临氢反应系统紧急泄压,苯产品改至T551,C502顶甲苯至甲苯罐T502,建立T551至C501、C502的循环,C503维持正常操作,C9进T553。
停机后检查在具备启动条件仍不能启动压缩机K501,后发现是透平的错油门与油动机的连接件发生故障,在故障消除后在17日21:
15按程序启动歧化循环氢压缩机K501,点F503升温,进行氮气循环与氢气置换,18日8:
30歧化反应重新投料。
汽提塔采用带压操作
由于汽提塔顶部轻组分较多,常压下不能冷凝,不能建立回流,为了保持一定的回流量达到理想的分离效果,只有通过带压操作,提高液体的泡点温度,这样大多数轻组分才能冷凝,建立回流,维持汽提塔的正常运行。
白土塔的作用
白土具有两个作用:
一部分白土吸收烯烃类和羰基类物质,另一部分起酸性催化剂作用,使烯烃类物质聚合和烷基化变成高沸点物质并在下一步的分馏中除去。
设置白土塔的目的是为了除去吸附分离进料中的不饱和烃,防止烯烃进入吸附分离部分,使吸附剂发生永久性中毒。
- 配套讲稿:
如PPT文件的首页显示word图标,表示该PPT已包含配套word讲稿。双击word图标可打开word文档。
- 特殊限制:
部分文档作品中含有的国旗、国徽等图片,仅作为作品整体效果示例展示,禁止商用。设计者仅对作品中独创性部分享有著作权。
- 关 键 词:
- 反应 系统
![提示](https://static.bingdoc.com/images/bang_tan.gif)