化工类实习报告北京燕山石化一厂七厂DOCWord格式文档下载.docx
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因此极具危险性。
(2)氢气,五色无臭气体。
相对密度:
水:
1时为0.07(—252℃),空气二1时为0.07。
易燃,火险分级属甲类,闪点<
—50℃,自燃温度400℃,爆炸下限4.1%(体积),爆炸上;
限74.1%(体积),可见爆炸范围极宽,是很危险的气体。
产品
北京燕山石化公司化工七厂制苯装置是以乙烯装置的副产品裂解汽油和氢气为原料,应用各种技术,以生产纯苯为主,同时副产多种石油化工原料的石油化工装置。
裂解汽油在制苯装置中通过加氢、抽提分离得到纯苯,同时可得到C5、C9、甲苯、抽余油、C8等重要的副产品。
苯是苯乙烯、苯酚丙酮、间甲酚等装置的基础原料。
主要产品为苯(benzene),英文缩写为B,主要是经过裂解汽油加氢后用N-甲酰基吗啉(NFM)作溶剂进行抽提蒸馏所得,设计年产纯苯10万吨。
主要作为下游苯乙烯.装置、间苯酚装置及苯酚丙酮装置的原料。
苯还可以用于制造油漆、涂料、染料及农药等。
主要副产品塔五馏分(C5—)设计年产量8.082万吨,副产品碳九馏分(C9+)设计年产量8.222万吨,目前,此两种副产品主要用作燃料,部分用作加氢溶剂油和树脂等原料。
是制苯装置预分馏系统分离出来的。
主要副产品碳七馏分(C7)在苯抽提时年产2.446万吨,切割塔分离出来的。
主要副产品碳八馏分(C8)年产5.225万吨,是预分馏系统分离和加氢出来的。
主要副产品抽余油年产4.390万吨,是抽提蒸馏出来的,主要用于提取高效溶剂。
主要副产品甲苯在苯—甲苯抽提时年产3.067万吨,是苯塔分离出来的,主要供给化学品事业部。
苯对人体健康非常有害,会使血液内的白血球下降,降低人的免疫功能,在国家卫生部2003年公布的高毒物品目录中,苯被列人其中。
车间最高允许浓度为40mg/m3。
该装置副产C5馏分、加氢C8馏分、C9+馏分及燃料气四种副产品。
这些产品都是甲类易燃液体,其蒸气与空气形成爆炸性混合物遇明火能引起燃烧爆炸。
装置类型为加氢工艺类型,裂解汽油中除含苯、甲苯、二甲苯外,还含有单烯烃、双烯烃、饱和烃(直链烷烃、环烷烃)以及含硫、氧、氮的有机化合物,根据色谱分析,有200多种组分,组成相当复杂。
这种油的特点为稳定性差,存放过程中易聚合生成低聚合度产物(即胶质),故在应用中必须先经过加氢工艺处理。
鉴于从裂解汽油中除去双烯烃、单烯烃和硫、氧、氮有机化合物的条件不同,国内外普遍采用两段加氢法。
一段加氢主要是双烯烃加氢;
二段加氢主要是单烯烃加氢,同时将硫、氧、氮有机化合物加氢转变为相应的硫化氢、水和氨而被除去。
裂解汽油选择性加氢过程中催化剂起着关键性的作用,随着乙烯丙烯工业的飞速发展和裂解汽油加氢装置的不断增加,国内外对此类催化剂,尤其是一段加氢催化剂的研究开发和工业应用高度重视。
从催化剂类型分为两段高温加氢和一段低温二段高温加氢工艺。
从加工物料分为全馏分加氢和分馏加氢。
由油品的不同使用目的又可分为一段加氢和两段加氢。
从重整油和裂解汽油中分离芳烃的方法有溶剂抽提法、吸附法、抽提蒸馏法、共沸蒸馏法等。
目前,溶剂抽提法是工业生产轻芳烃的主要手段。
3工艺流程说明
本部分主要介绍制苯装置。
制苯装置的主要构成为加氢单元和抽提单元,加氢单元分为预分馏系统、脱砷系统、两段加氢系统、氢气压缩机系统、C8加氢系统和稳定塔系统;
抽提单元分为精馏系统、抽提蒸馏系统和白土塔系统。
(1)预分馏系统
这个部分包括脱戊烷塔、脱砷反应器、预分馏塔和C8分离塔。
脱戊烷塔的作用是切除裂解汽油中的C5-馏分;
CHP脱砷作用是为了防止催化剂的砷中毒,将原料中的砷含量降至50PPb以下;
预分馏塔的作用是分离C6—C7和C8—C9馏分,C8分离塔主要作用是分离C8和C9+馏分。
其工艺流程图如下:
(2)脱砷系统
将原料中的砷脱除,主要包括混合器及脱砷反应器。
(3)两段加氢反应系统
加氢反应分为两段,为防止不稳定的双烯烃在高温下聚胶;
所以采用两种催化剂,在不同的操作条件下进行两段加氢处理,一段加氢选用低温、活性高的钯(Pd)系催化剂,在比较缓和的条件下将原料中的双烯烃加氢成为单烯烃,使一段加怪油双烯值≤2.5,同时也有一部分单烯烃加氢成饱和烃。
反应为放热反应。
二段加氢选用高活性的钻—钼—镍(Co、Mo、Ni)系催化剂,在比较苛刻的条件下,将剩余的单烯烃加氢,并分解除去进料中的硫、氮氧、金属等化合物,分解为H2S、NH3、H20、金属及相应的烃,有机金属化合物分解后,金属沉积在催化剂上。
在上述主反应进行的同时,也有少量芳烃加氢和裂解等副反应,生成少量的轻质烃。
这些反应都是放热反应。
(4)C8加氢系统
C8加氢系统选用低温、活性高的钯(Pd)系催化剂,在比较缓和的条件下将C8中的双烯烃和苯乙烯加氢成为烷烃和乙苯。
(5)氢气压缩系统
氢气压缩机包括:
补充氢压缩机和循环氢压缩机。
(7)精馏系统
其作用为C6、C7,馏分的分割及苯馏分的精馏。
工艺流程图如下:
(8)抽提系统
主要包括抽提蒸馏塔、汽提塔、非芳烃蒸馏塔及溶剂再生塔,是利用Ⅳ—甲酰基吗啉作溶剂进行抽提蒸馏,实现非芳烃与芳烃的分离。
其工艺流程图如下:
(9)白土塔系统
包括白土塔及所属过滤器、换热器等,除去芳烃产品中的微量溶剂和分解物吗啉。
从界区外来的裂解汽油进入本装置后,送至脱戊烷塔。
脱除C5及更轻的烃类,C5馏分副产品送往界外。
塔釜液与定量打人的CHP在混合器混合均匀,一起进入脱砷反应器,再进入预分馏塔。
塔顶馏出物料为C6—C7,馏分,进入两段加氢系统。
塔底C8、C9+馏分进入C8分离塔进行分离。
塔底得到C9+馏分副产物外送。
塔顶C8馏分进入C8一段加氢系统进行C8加氢处理。
C8加氢采用一段加氢催化剂(Pd系催化剂),物料和氢气由顶部进入固定床,大部分双烯不饱和化合物被加氢。
之后作为副产品送出。
C6~C7馏分与新鲜氢气从反应器底部进入,混合通过催化剂床层,进行加氢反应,大部分双烯不饱和化合物被加氢。
反应的人口温度控制在30—80℃,反应压力为2.6MPa。
反应后的汽液混合物料经反应器级间闪蒸罐进行气液分离,并在二次闪蒸罐中将冷凝液分离,富氢气体送往一段循环气压缩机;
液相一部分返回一段反应器入口,作为一段反应器内的循环物料;
另一部分进入二段加氢反应系统。
物料在二段反应器进出料换热器内进行换热,到混合器与氢气混合、汽化进入级间加热炉加热到反应器进口温度,然后送人二段反应器。
二段反应器人口温度控制在230—300℃,反应压力为4.8MPs(表),在二段反应器中全部的不饱和烃被完全加氢并脱除硫、氮等杂质。
反应器出来的物料,换热、冷却后进入高压闪蒸罐进行气液分离。
闪蒸氢气经二段循环气压缩机升压后循环使用。
液体进入低压闪蒸罐再次闪蒸,以除去剩余的轻组分。
之后在稳定塔除去H2S等轻组分。
送往芳烃抽提作原料。
加氢汽油C6—C7馏分进入切割塔进行C6、C7馏分的分离。
C6馏分由塔顶蒸出,与塔釜液C7馏分分别进入抽提蒸馏塔。
来自汽提塔塔釜的热贫溶剂进入抽提蒸馏塔第17块板。
净化溶剂进入第1块板位置。
在抽提蒸馏塔内经过多级汽液平衡,芳烃组分富集在溶剂当中从塔底排出,进入汽提塔;
非芳烃组分从塔顶流出,进入非芳烃蒸馏塔后外送。
在汽提塔富溶剂进行减压蒸馏,使芳烃和溶剂分离,塔顶采用的苯、甲苯产品再经过白土处理后在苯完成分离。
塔顶产出苯产品,塔釜产出甲苯产品。
汽提塔釜的贫溶剂,分两路返回抽提蒸馏塔循环使用。
2.2.主要工艺指标与技术先进性
制苯装置2001年改造项目是由北京石油化工工程公司进行设计,其中加氢单元二段加氢反应器由燕化公司研究院进行基础设计,整个改造工程由燕化公司建筑安装公司承建施工。
改扩建后,抽提系统改用北京石油科学研究院提供的N-甲酰基吗啉(NFM)抽提蒸馏组合工艺专有技术,溶剂使用N-甲酰基吗啉(NFM)。
2007年一段加氢催化剂更换Johnson
Matthey
Public
Limit
Company生产的镍系催化剂HTC
Ni400,二段加氢采用燕化研究院研究,天大天久公司生产的钴-钼-镍Co-Mo;
C8加氢用镍系催化剂HTC
Ni200。
与国内外同类装置的先进水平相比,本装置以下几个方面存在优势:
一、一段加氢采用低温加氢技术,代表当今裂解汽油加氢最高水平。
二、部分采用高速离心泵,机械效率高。
三、由北京石油化工工程公司和江苏启东混合器厂参照国外专利技术,结合国内同类装置水平,仿制的混合雾化器M301在制苯装置中使用,雾化效果良好。
四、采用-甲酰基吗啉(NFM)作溶剂的抽提蒸馏工艺,降低了装置的能耗。
3.主要设备原理与参数
装置的重点设备以两段加氢反应器为主,包括重点机组补充氢压缩机和循环氢
压缩机。
另外反应系统的第二循环氢冷却器、二段进料预热器、循环氢预热器以及高压闪蒸罐和加热炉,出现问题后处理不当都会造成部分或全部装置停工,或导致恶生事故发生。
高压分离罐:
高压分离罐是气液分离设备,也是加氢系统的压力控制点。
高压分离罐是加氢系统的高低压分界,二者的液面计、压力表、安全阀、调节阀等失灵,均能造成严重影响,液面过高会造成氢压机系统带油损坏氢气压缩机,严重时造成压缩机撞缸,液面过低则易发生高压窜低压而引起爆炸事故。
4.氢压机系统
氢气压缩机是装置的心脏,如果循环氢压缩机一旦发生故障停车,循环氢流量突然降低,将会使反应器内热量无法带出,会造成“飞温”使加热炉管过热,造成催化剂和设备损坏。
另外氢气压缩机厂房内易发生氢气泄漏事故。
5.加氢换热器
加氢换热器在停车过程中或正常操作中因温度变化,极易发生泄漏。
6.加热炉
反应系统中加热炉是为反应部分提供热量的,炉管内充满高温高压氢气,如炉管壁温超高,将会使炉管寿命缩短,严重超温会导致炉管爆裂,造成爆炸事故。
在操作时要严楷按《操作法》进行操作。
在停炉时注意把火嘴根部阀门关闭,防止电磁阀泄漏,造成燃料气在炉膛积聚发生危险。
在点火时行点长明灯火嘴,后打开主火嘴阀门,投主火嘴。
7.脱砷系统
由于脱砷剂过氧化氢异丙苯的化学性质极不稳定,易在物料带水或物料停留时间过长时在脱砷反应器部位发生物料聚合。
发生事故会导致装置局部或全部停工。
脱砷剂储罐注意温度过高发生分解爆炸,在加装CHP时会产生静电火花引起爆炸,加装CHP所用气泵没有置换于净,其他化学物质混入CHP储罐中,与过氧化氢异丙苯发生化学反应会引起爆炸。
4基本原理
4.1脱砷反应原理
本装置采用氧化脱砷技术。
脱砷剂用的是CHP,活性组分是过氧化氢异丙苯,机理是使物料中的砷重质化,反应表示如下:
R1—O—O—R2+ASR
ASRR1+R2—O—ASRR1
的馏程比C9+重,在脱C9+塔底被出去。
4.2加氢反应原理
4.2.1主要反应
4.2.1.1双烯的加氢反应(除掉双烯烃)
双烯烃单烯烃
4.2.1.2单烯烃的加氢反应(除掉单烯烃)
单烯烃饱和烃
4.2.1.3脱硫反应
4.2.1.3.1硫醇加氢反应:
R—SH(硫醇)+H2
R—H+H2S
4.2.1.3.2噻吩加氢反应:
C4H4S(噻吩)+4H2
CH3CH2CH2CH3+H2S
4.2.1.3.3硫醚加氢反应:
RSR1+2H2
RH+R1H+H2S
不同类型硫化物加氢脱硫的反应速度顺序如下:
噻吩<
硫醚<
硫醇
4.2.1.4脱氮反应
吡啶加氢反应:
C5H5N+5H2
CH3CH2CH2CH2CH3+NH3
4.2.1.5脱氧反应
苯酚加氢反应:
C6H5—OH+H2
C6H6+H2O
4.2.1.6脱氯反应
氯化物加氢反应:
+H2
+
4.2.1.7加氢脱金属反应
原料油中有机化合物形式存在的金属在第二段反应器内加氢分解,吸附在催化剂表面上被除去。
4.2.2副反应
4.2.2.1聚合反应
C6H5
n[C6H5—CH—CH2]
[—CH—CH2—]n
这里生成的聚合物是胶状或树脂状物质,易积聚在催化剂表面上引起结焦。
4.2.2.2苯环被加氢反应
C6H6+3H2
C6H12
4.2.2.3加氢裂化
4.3加氢反应的影响因素
加氢反应为放热反应。
影响因素:
催化剂的性能、反应温度、反应压力、空速、氢油比、原料油性质等。
(1)反应温度:
在一段反应中采用了高活性催化剂,控制适宜的入口温度50~80℃,二段反应控制入口温度在250~310℃
(2)反应压力:
增加压力对反应有利,特别是增加氢分压,可利于平衡向加氢反应方向进行。
(3)空速:
空速一般用LHSV表述,以表示单位时间单位体积催化剂床层所处理的原料油量来表示。
本装置一段加氢反应的空速为3.1/h(不包括循环物料),二段加氢反应的空速为30/h。
C8加氢反应空速为1.4/h。
(4)氢油比
在加氢反应中,总气体量与原料油的比例称为氢油比。
氢油比大,氢气用量增多,能使反应完全及防止积炭生成。
本装置一段氢油比为100:
1<
体积比>
、二段为400:
、C8加氢氢油比为100:
体积比>
5流程概述
5.1脱戊烷塔系统(T—101)
从裂解装置或油品罐区来的裂解汽油进入本装置后,经进料缓冲罐(D—104)缓冲、沉降脱水,用LICA—101调节裂解汽油进罐的流量,来控制进料缓冲罐(D—104)的液位,用裂解汽油进料泵(P—107)送至脱戊烷塔进料预热器(E—111)。
热物料来自芳烃抽提单元的贫溶剂,将原料裂解汽油预热到泡点温度后,从脱戊烷塔(T—101)的第25块(或29)块塔板进入,由FIRC—103控制进料量为51.87t/h脱戊烷塔塔顶为C5及更轻的烃类,经空冷器(EA-101)冷凝冷却后,凝液至脱戊烷塔回流罐(D-101),经脱戊烷塔回流泵(P-101A/B)送出,一部分用FIRC-106控制作为回流返回塔顶,回流比控制在2.9,一部分作为副产品送经外界外,用LICA-107控制其流量。
随裂解汽油原料一起进入脱戊烷塔的水分,以回流罐(D-101)底部分水包定期排放。
脱戊烷塔回流罐(D-101)的压力通过PV-11A、PV-11B调节补充氮气或放火炬的量来调节。
脱戊烷塔再沸器(E-102A/B)用中压蒸汽加热,通过TIRC-102来调节加热蒸汽的流量,塔釜物料用塔全泵(P-102A/B)抽出后,一部分进入再沸器,强制循环加热,另一部分在LIRC-1110串级控制下进入脱砷反应部分。
5.2脱砷反应部分
罐装的CHP(过氧化氢异丙苯)用气泵送入CHP配料罐(D-105A/B)与加氢后的C7馏分混合,按13wt﹪的浓度配置,配置好的CHP溶液经CHP的进料泵(P-108A/B)加压后,定量打入CHP混合器(M-101),与脱戊烷塔底来的物料混合均匀,一起从底部进入脱砷反应器(R-101),保证足够的停留时间,反应温度为130~150℃。
由于CHP为强氧化剂,因此D-105A/B罐顶有氮封及谁喷淋设施。
5.3预分馏塔系统(T-102)
从R-101来的C6~C9送入预分馏塔(F-102)的中部(第16、20、24块塔板),预分馏塔(F-102)的作用是除掉反应物料中的重质烃(C8、C9),塔顶物料为C6、C7馏分,经预分馏塔冷凝器(E-103)水冷后进入预分馏塔回流罐(D-102),凝液经预分馏塔回流泵(P-103A/B)升压,一部分用FIRC-112控制流量,作为回流返回塔顶,回流比0.7,其余部分在回流罐液位LIRC-113控制下送到C6、C7两段加氢系统,T-102塔为负压操作,用中压蒸汽通过预分馏塔喷射器(J-101A/B)将该塔抽真空,压力通过同PIC-119调节阀调节蒸汽喷射器的旁路流量来控制。
预分馏塔再沸器(E-104A/B)的热量由中压蒸汽提供,灵敏板温度用TIRC-111调节加热蒸汽来控制,塔底C8、C9重组分用预分馏底泵(P-106A/B)送出,一部分进入预分馏塔再沸器(E-104A/B)进行循环,其余部分在FIRC-113的控制下进入C8分馏塔(T-103)继续分离。
5.4C8分离系统(T-103)
来自预分馏塔底C8、C9分在馏分进入C8分离塔(T-103)的中部(第24、28块塔板),塔底得到C9馏分作为副产品,用C9产品输出泵(P-104A/B)再经C9馏分冷却器E-105A冷却后送经界外。
塔底C8馏分经C8分离塔冷凝器(E-108)冷凝,凝液至C8分离塔回流罐(D-107),再经C8馏分(P-112A/B)升压后,一部分用FIRC-134控制流量,作为回流返回塔顶,回流比2.45,其余部分在LICA-147的控制下送到C8一段加氢系统进行C8加氢处理。
F-103塔为负压操作,用中压蒸汽通过C8分离塔喷射器(J-102)将该塔抽真空,压力通过用PIC-152调节阀调节蒸汽喷射器的旁路流量来控制。
C8分离塔再沸器(E-109A/B)的热量由中压蒸汽提供,为了保证换热效果,进入再沸器的物料用塔釜循环泵(P—111A/B)进行强制循环,灵敏板温度用TIRC-144调节加热蒸汽来控制。
5.5阻聚剂注入系统
由于裂解汽油中含有大量的饱和烃,为了防止不饱和烃在高温下聚合,因此设置了阻聚剂注入系统,桶装的阻聚剂用气泵送入阻聚剂罐(D-106)中,用阻聚剂注入泵(P-109A/B/C)分别送到脱戊烷塔的进料线、回流线、塔顶气相采出线、预分馏塔的回流线、塔釜采出线,C8分离塔循环泵(P-111A/B)入口线,C8分离塔釜出泵入口线。
5.6C6、C7馏分一段加氢反应系统
为防止空气进入反应系统,一段进料缓冲罐(D-204)用PIC-210A/B阀控制,使其处于氮封状态,并使一段进料缓冲罐压力保持在0.2MPa。
进一步脱除物料中的水分之后,进入一段进料缓冲罐(D-204),用一段(D-204),用一段加氢进料泵(P-201A/B)升压,用FIRC-202控制新鲜进料量,,进入物料混合器(M-201),与反应后的循环物料混合进入一段反应器(R-201)底部,界区来的新鲜氢气(压力为2.8MpaG)也从反应器底部进入,物料与氢气经一段反应器底部的分配器混合通过催化剂底层,进行加氢反应大部分双烯不饱和化合物被加氢,反应的入口温度根据催化剂的活性控制在30~96℃,通过TIRC-230调节通过反应器级间循环换热器(E-201)的物料流量来实现,反应压力为2.6Mpa,由PIRC-205调节氢气进料量来控制。
反应后的气液混合物料经反应器级间闪蒸罐(D-201)进行气液分离,分离的气体先经一段气相出料冷却器(E-202),将温度冷却至40℃,并在二次闪蒸罐(D-205)中将冷凝液分离,富氮气体送往一段循环气压缩机(C-701A/B),分离出的冷凝液在LICAS-208控制下返回到脱戊烷塔(T-101)的进料线。
应严格控制D-205的液位,以防高压气体窜入低压系统。
反应器级间闪蒸罐(D-201)的液体一部分由P-203A/B加压,在FIRC-203控制下,经一段反应器级间循环换热器(E-201)冷却或加热后,进入物料混合器(M-201),作为一段循环反应器内非循环物料,另一部分液体(一段加氢油)用二段反应器进料泵(P-205A/B)升压,用FIRC-205控制流量,送往第二段加氢反应系统。
5.7C6、C7馏分二段加氢反应系统
一段反应器出料经P-205A/B升压后,与二段反应器R-301出料在二段反应器R-301出料换热器E-302内进行换热,用TIC-355控制预热温度,然后送到混合器M-301。
从D-205罐及E-203上部来的氢气用补充氢气压缩机C-701A/B加压后,与循环氢气压缩机C-702A/B/C/D来的循环氢气一起经过第一循环氢预热器E-104、第二循环加氢预热器E-301,经过两次预热后进入气体加热炉F-201加热,其出口温度用TIRCAS-347调节加热炉燃料气的流量来控制,过热后到混合器M-301。
汽化的物料和氢气混合后进入反应器级间加热炉F-301进一步加热到反应器进口温度,其出口温度用FIRCAS-332调节加热炉燃料
气的流量来控制,然后进入二段反应器R-301。
二段反应器入口温度根据催化剂的活性控制在170~290℃,在二段反应器中全部的不饱和烃被完全加氢并脱除硫、氮等杂质。
从二段反应器出来的物料,通过第二段循环氢预热器E-301、二段反应器进出料换热器E-302,稳定塔再沸器E-406、第一循环氢预热器E-404进行换后热后,进入二段出料冷凝器EA-401、二段出料冷凝器ⅡE-402,将温度降至30~50℃后,进入高压闪蒸罐D-401进行气液分离。
闪蒸罐的气体经二段循环气压缩机C-702A/B/D升压后循环使用,二段反应系统的压力通过控制高压闪蒸罐的压力D-401来实现,用PIC-405调节罐顶放燃料气的流量来控制罐的压力,其中PV-0405A控制放燃料气量(或火炬气),PV-405B控制的是送东炼氢气量。
D-401液体在液位调节阀LICA-403的控制下进入低压闪蒸罐D-402再次闪蒸,以除去剩余的轻组分,罐的压力控制在0.8Mpa,用PIC-412调节罐顶放燃料气的流
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