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1、来自制氢工序的1.01.2MPa (G)新鲜氢气首先进入氢气缓冲罐，分离掉其中的游离水和机械杂质，然后经氢粗苯经脱重组分后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、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
2、%。反应产物经一系列换热后经分离，液相组分经稳定塔将H2S、NH3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 800C，压力3.04.4MPa。主反加氢为气相加氢，反应温度300 3800C，压力3.04.0MPa。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 后的原料需由循环氢汽化，循环氢量大，经预反应器和主反应器加氢后得到加氢油在高分器中分离岀循环气循 环使用，分离岀的加氢油在稳
3、定塔排岀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法制得的氢气。气压缩机加压至 3.5MPa (G)送入加氢系统；加氢来的循环氢气进入循环氢压机分液罐，分离掉其中的游离水和机械杂质，最后进入循环氢压机，加压至3.5MPa(G),送到加氢工序。加氢工序经过预处理后的轻苯由加氢原料油泵从罐区打入原料油换热器与加氢反应气换热后与加热后的循环氢同时进 入蒸发器的底部进行混合汽化。 经循环氢压机加压后的循环氢气先进入氢气换热器与加氢反应气换热后与经预 热后的轻苯
4、油混合后进入蒸发器下部，使轻苯汽化。从蒸发器底部排出含有聚合物的蒸发残油，经蒸发残油过滤器除渣后，去重质苯油水分离器。将顶部排出苯类蒸汽和氢气的混合气体，由顶部进入预反应器，在NiMo催化剂的作用下不饱和化合物加氢饱和，反应后的油气与氢的混合物，从预反应器底部出来进入油气换热器， 升温后进入主反应器加热炉， 加热后进入两个串联的主反应器， 在 CoMo 系催化剂的作用下， 进行脱硫、 脱碳、 脱氧、脱烷基和非芳烃裂解反应。为控制反应器内的温升，在两个串联的主反应器之间加入新氢。从主反应器岀来的加氢混合气体，经过一系列换热器、降温后进入油气冷却器冷却到2530 C，气液两相全部进入高压分离器进行
5、气、液分离。分离出的气相循环使用。分离出来的加氢油去进行精馏提纯。为了抑制苯的聚合， 从阻聚剂高位槽将阻聚剂计量后加入输送轻质苯油的管道中，用泵将阻聚剂送入阻聚剂高位槽。 二硫化碳贮槽和二硫化碳计量泵是加氢催化剂活化过程中用来预硫化催化剂用的，二硫化碳计量泵将二硫化碳贮槽中的 CS2 液按计量打入系统，以达到预硫化催化剂的目的。软水贮槽中的软水，用软水加压泵将 软水打入软水高位槽， 再经过计量后加入加氢产物中可溶解和洗去部分杂质；为了使循环氢反应所需要的氢气浓度需连续排放一部分循环氢气至煤气管道，同时由压缩机向系统补充一部分新鲜氢气以维持系统平衡。预精馏工序 由高压分离器来的加氢油进入稳定塔。
6、稳定塔塔底用蒸汽加热的稳定塔再沸器连续加热，加氢油在塔内蒸馏，C5以下的烃类和溶解在加氢油中的H2S等酸性气体被蒸岀由塔顶排岀。塔顶馏岀物经稳定塔冷凝器冷冷凝却后进入稳定塔油水分离器， 经分离后的冷凝液一部分用稳定塔回流泵送到塔顶打回流，另一部分送至罐区贮存，稳定塔油水分离器排岀的不凝性气体排入驰放气管道。稳定塔塔底排岀BTX 馏分。BTX 馏分进入预蒸馏塔中部精馏，环己烷等烃类与苯和甲苯物由塔顶排岀，经冷凝器冷凝冷却后进入油水分 离器，经分离后的冷凝液一部分用回流泵送到塔顶打回流，另一部分送至罐区待进一步精制(即 BT 组分)。塔底釜液送至罐区待进一步精制。精馏工序来自罐区的 BT 组分进入
7、萃取塔中部。萃取塔塔底用萃取塔再沸器连续加热，甲酰吗啉为萃取剂。碳四、碳五 以及碳六碳七的饱和烃由塔顶排岀。 塔顶馏岀物经冷凝器冷凝后一部分用萃取塔回流泵送到塔顶打回流，另一部分为非芳烃送至罐区贮存。来自萃取塔塔底的富溶剂进入中部回收溶剂。 溶剂再生塔塔底用一个以蒸汽加热的溶剂塔再沸器连续加热，苯和甲苯由塔顶排出。塔顶馏出物经冷凝器冷凝冷却后一部分用作塔顶回流，另一部分进入纯苯精馏塔。 溶剂再生塔塔底溶剂由溶剂泵打入萃取塔再沸器回收热量，再进入萃取塔进料加热器进一步回收热量， 溶剂送入溶剂塔溶剂冷却器冷却后送到萃取塔上部作溶剂循环。来自溶剂再生塔的苯和甲苯塔进入纯苯精馏塔中部。塔底用以蒸汽加热
8、再沸器连续加热， 苯和甲苯在塔内分离，纯苯由塔顶排出。塔顶馏出物经冷凝器冷凝冷却后一部分回流，另一部分作产品送至罐区贮存（纯苯产品）。 甲苯产品由塔釜液相排出冷却后送罐区贮存。来自罐区的预精馏塔釜液送到二甲苯塔间歇精馏。 二甲苯塔塔底用以蒸汽加热的二甲苯塔再沸器连续加热， 二 甲苯和直接通入的水蒸汽在塔内蒸馏， 二甲苯由塔顶排出。 塔顶馏出物经冷凝器冷凝冷却后进入二甲苯塔油水 分离器，经分离后的冷凝液水相用二甲苯塔回流泵送到塔顶打回流， 油相作产品送至罐区贮存。 二甲苯塔塔底 残液送罐区贮存。1开工准备1.1 检查公共设施，电、仪表空气、蒸汽、氮气、冷却水是否符合开工要求。1.2 检查涉及的阀
9、门开关位置、管道流向是否正确。1.3 检查泵的运转方向是否正确，手动盘车运转灵活。1.4 检查仪器、仪表的灵活性和可靠性，报警系统是否符合要求。1.5 管道吹扫从 V-3301 槽调节阀 PV-3001A 处进氮气吹扫 T-3301 塔，从低点放散置换三次后取样 分析氧含量，当氧含量小于 0.5 时系统用氮气保压。从 V-3302 处氮气管进口对 T-3302 塔及真空系统、 再生系统进行吹扫并从低点放散， 置换三次后取样分析氧含量，当氧含量小于0.5 时系统用氮气保压。V-3304 槽进氮气对 V-3304 、T-3303 塔及相关管道进行吹扫并从低点放散， 置换三次后 取样分析氧含量，当氧
10、含量小于 0.5 时系统用氮气保压。1.6 加氢单元、预蒸馏单元运转正常， BT 馏份大罐液位超过 20 。1.7 所有放空放散管线阀门关闭。2开工操作2.1 正常开工操作开 P-3402 泵向 T-3301 注萃取剂当塔内液位到 50 开 P-3301 泵对 T-3301 塔进行自循 环，慢慢开E-3303蒸汽节阀给T-3301塔加热，升温速度为25 30 C/ h,当T-3301塔液 位达 70停 P-3301 泵。T-3301塔温度达60C时，开P-3301泵出口门关自循环阀门，向T-3302塔注萃取剂液 位达 50开 P-3303 泵对 T-3302 塔进行自循环，慢慢开 E-3308
11、 蒸汽节阀给 T-3302 塔加热，升温速度为25 30 C /h，当T-3302塔液位达70 %停P-3303泵。当T-3301、T-3302塔底温度达120 C时恒温，开P-3301、P-3303泵出口门关自循环 门，萃取剂经 E-3108、 E-3204、 E-3107、 E-3100 换热器及萃取剂冷却器 E-3302 冷却后进 入 T-3301 顶部进行萃取剂循环，进塔温度 TIC-3005 设定 140 C ，萃取剂循环量用调节阀 FV-3009控制70t/h。 T-3301、T-3302底温在120 C恒温2小时后继续升温，当 T-3301塔 底温度升至151 C, T-3302
12、塔底温度升至210 C时恒温，稳定T-3301和T-3302的液位和 温度。开真空机组 PK3301 ，压力稳定在 35kpa 时抽 T-3302 塔真空。 T-3302 压力稳定后将 PIC-3006设定为35kPa(绝压)，开T-3302塔回流泵P-3304向T-3302塔打回流，视V-3302 槽液位调节回流量FIC-3019或E-3308加热量，液位稳定后FIC-3019设定8t/h。开预蒸馏塔回流泵 P-3202 向 T-3301 塔进料， FIC-3001 量控制在 8t/h， TI-3007 升高表 明蒸发量变大，此时关 PV-3001B 至 70%左右，这样既保证非芳烃从塔顶蒸
13、出又减少苯损 失，当PIC-3001达100kPa且稳定后打自动控制。逐渐增加FIC-3001量至11t/h保证进料 量与塔顶萃取剂量比例为1 : 7 (kg/kg )，随着进料量的增加调整 E-3303加热量，维持塔 底温度T-3206在175 C左右。当萃取蒸馏塔 T-3301 塔底物料分析合格后开 P-3301 泵打料入 T-3302 ， T-3301 塔液位 信号 LIC-3001 与进料流量信号 FIC-3016 串联 FV-3016 调节流量约 20000kg/h ，增加 FV-3018的开度以加大蒸汽量，汽提塔底温度稳定在210 Co当PIC-3006定在35kpa后打 自动。逐
14、渐增大 FV-3016调节流量至80742 kg/h。当回流稳定回流罐物料分析合格后向 T-3303塔进料。纯芳烃样化验，合格后经过 E-3301,E-3309两个换热器预热后进入 T-3303塔。开 FV-3020调节阀30 %左右,FQIC-3020 控制在5t/h,保持 V-3302槽液位在 60 %左右，当 T-3303 塔底液位达 30%缓慢开再沸器 E-3312 调节阀 FV-3030, 随着加热量的增大苯蒸气从 塔顶顶蒸出 ,V-3304 槽液位 LIC-3013 达30%时开回流泵 P-3306 进行全回流,塔顶压力控制 在710kpa后PV-3014打自动。V-3304液位L
15、IC-3013与FIQC-3032串联调节。采出经化 验合格后进苯罐。不合格品进罐区。塔底液位稳定后将 LI-3010与FIQC-3033打串级调节。 塔底物料经化验合格后经塔底泵去罐区。2.2 NFM 再生系统开工：汽提塔底萃取剂经 P-3303 泵去 V-3303 溶剂再生槽， 再生槽内部的 E-3316 加热使萃取 剂汽化，经E-3311冷凝器冷凝后，气体进真空机组，液体进缓冲罐。P-3303泵出来还有条管线作为稳定塔的及粗苯原料预热的换热介质， 经换热后进萃取蒸馏塔 T-3301 循环使用3.各塔主要控制指标3.1 T-3301 塔主要控制以下指标：T-3301 塔顶压力 PC-320
16、6 要保持在 100kPa 。萃取剂进塔顶温度TIC-3007为88C,开工时为100度。T-3301塔底温度控制在150 C。3.2 T-3302 塔主要控制以下指标：T-3302 塔顶回流量为 300kg/h ,操作能力减小,回流量也要减小。塔底温度TI-3031达到55°C。塔压达35kpaT-3302 塔底液位控制在 40803.3 T-3303 塔主要控制以下指标：BT 分离塔塔顶压力 PIC-3014 设定为 710kPa。BT分离塔蒸馏操作最重要的温度为11层塔板温度，设定值180 C。11层塔板温度TIC-3058 与热油流量 FIC-3030 串级控制。3.4 真空
17、机组主要控制：真空槽液位在 46.6 60，一般控制在 55，真空泵液相量在 0.45m3/h 以上。 4停工操作将纯苯、甲苯改走开工线非芳烃改走全回流，萃取蒸馏塔 T-3301 和 BT 分离塔进料量 逐渐降低到正常操作量的60 %以下，进T-3301塔顶的NFM流量按相应的比例降低至60 %,T-3301,T-3302,T-3303 塔回流量降至 65，回流槽液位保持平衡稳定。停进料泵， T-3301 、 T-3302 萃取剂循环，调节 T-3301 塔重沸器 T-3302 塔重沸器加热 量，使 T-3301 、T-3302 塔在操作温度下稳定 2 小时， T-3301 、T-3302 塔
18、内无蒸发现象即 随着 T-3301 塔压力的降低逐渐开 PV-3006 调节阀至开展， 停真空机组。 关 T-3302 塔热源， 停回流泵，向 T-3301 塔充氮气，开展 PV-3016 从向 T-3302 塔充氮气， T-3301 、T-3302 均保持正压。T-3301、T-3302塔降温速度30 C /h ,温度降至120 C恒温2小时，开P-3301、 P-3303泵对塔自循环。温度降至60 C将萃取剂缓慢放入V-3402新溶剂槽。当塔底温度降 至30 C时侬次停P-3301、P-3303泵,关闭塔底加热，开塔底放空阀门，将塔内萃取剂放入 放空溶剂槽 V3403 。随着 V-3302 液位的降低，停 T-3303 塔进料、降蒸汽量， V-3304 槽液位下降停止外采 打全回流，关蒸汽及回流调节阀停 P-3306及P-3305泵,T-3303放空压力接近0时从V-305 处接氮气管向 T-3303 塔充氮气保持正压。