8万吨粗苯加氢精制工程项目实施建议方案

武钢集团公司

8万吨/年粗苯加氢精制工程项目实施建议方案

第一节项目建设范围

一、工艺装置

1、8万吨/年粗苯加氢精制装置（其中包括：加氢精制、预蒸馏、芳烃萃取蒸馏、二甲苯蒸馏和装置界区内公用设施五个部分）。

2、PSA制氢装置（以焦炉煤气为原料制取氢气）

二、配套系统工程（注：凡武钢配套系统能依托者可在下列单元中相应删减）

1、中心控制室（含检化验室）

2、变配电所

3、罐区及泵房

4、汽车装卸车设施

5、火车装卸车设施

6、火炬设施

7、消防及循环水系统（消防设施、泡沫站、循环水场、泵房）

8、污水收集池

9、空压站

10、PSA制氮站

11、三修车间及仓库

12、综合办公楼（办公室、职工食堂、倒班宿舍、自行车棚）

第二节粗苯加氢精制装置概况

一、该装置工艺由加氢精制和萃取蒸馏二个工艺组合而成。

二、从工艺流程及操作压力、温度等因素可看出，该装置是一个典型的石油化工装置，只是原料与石油化工装置不同。

三、该装置工艺复杂，设备种类多。其中包括一、二、三类压力容器（反应器、塔、换热器、容器），压缩机，加氢进料加热炉，导热油炉，高速泵，屏蔽泵，连续蒸发器，降膜式重沸器等等。

四、该装置对压力管道施工和焊接质量要求都很高；仪电调试非常复杂，必须采用DCS集散控制系统，全厂需进DCS系统控制的点数接近2000个。

五、该装置粗苯原料处理量即公称规模的确定，应立足以下三个基础：

第一：自有粗苯原料供应量和周边采购量的保证；

第二：未来粗苯原料市场采购的风险；

第三：装置60～110％的操作弹性；

如果将装置公称规模定为8万吨/年，则装置最小加工粗苯量为

4.8万吨/年，最大加工粗苯量为8.8万吨/年。

六、该装置年开工时间为8000小时。

七、该装置占地面积为6600平方米。

八、全厂占地面积通常在110～140亩。

九、该装置加热热源可采用中压蒸汽或导热油（焦炉煤气作为燃料气）

十、该装置所需氢气可采用焦炉煤气或甲醇驰放气PSA变压吸附制取。

第三节工艺技术的选择及比较

一、目前国内粗苯加氢精制项目工艺技术选择方案

第一方案：部分引进国外工艺包。

1、加氢工艺采用美国Axens公司液液加氢工艺包；

2、萃取蒸馏工艺采用北京石科院SED环丁砜法工艺包；

第二方案：全部采用国产化工艺技术。

1、加氢工艺采用英国独资公司与国内二家单位共同优

化国内现有引进高温法和低温法粗苯加氢工艺所开

发的新加氢工艺；

2、萃取蒸馏工艺采用北京石科院SED环丁砜法工艺包；

第三方案：全套引进德国Uhde公司KK法工艺包。

二、建设粗苯加氢精制项目应重点关注的三大要素

1、产品质量（决定市场销售及占有率）

2、建设投资（决定投资回收期）

3、消耗指标（决定装置运行成本）

三、产品质量决定工艺技术的选择

1、纯苯质量

（1）纯苯主要消费领域：

化学工业约占纯苯总消费量的71％；

轻工业约占2％；

医药工业约占0.5％；

其它方面约占26.5％。

（2）以纯苯为原料的下游化工装置：

以纯苯为原料的化工装置众多，主要有（高端市场）苯乙烯、（低端市场）苯酚、烷基苯、环己酮、氯化苯、硝基苯、顺酐等。（3）纯苯最大的销售市场：

苯乙烯装置（以苯乙烯为原料可生产合成树脂、聚苯乙烯、ABS、SBS、合成橡胶、丁苯橡胶等多种聚合物，市场份额很大）

（4）焦化纯苯占全国纯苯产量的比例： 3.5%

（另：37%的纯苯来自炼油厂催化重整生成油，38%来自乙烯裂解汽油，7%来自甲苯歧化，6%来自加氢脱烷基。）

（5）纯苯质量决定市场销售定位：

是满足高端市场苯乙烯对纯苯原料的要求？，还是满足低端市场对纯苯原料的要求？

（6）高端市场苯乙烯装置对纯苯的质量要求：

关键指标：总N≤0.5ppm（此项指标也是宝钢确定工艺技术的重要因素）

（7）上述三种工艺技术方案的纯苯质量对比：

第一方案第二方案第三方案

总N指标≤0.5ppm ≤0.5ppm ～1ppm

苯乙烯原料可以可以不可以注：1、中海油苯乙烯装置对宝钢粗苯加氢产品苯的总N要求≤

0.5ppm；

2、江苏双良苯乙烯装置对苯的要求：碱性N≤0.1ppm

2、纯甲苯质量

（1）纯甲苯主要消费领域：

涂料、染料、油漆、硝基甲苯、农药这几种下游产品占到甲苯总用量的68%。

（2）以纯甲苯为原料的下游化工装置：

苯甲酸、甲苯二异氰酸酯（TDI）、间甲酚等。

（3）纯甲苯的产量分布：

石油甲苯占总产量的95.1％，焦化甲苯占总产量的4.9％

（4）纯甲苯的主要下游衍生物：甲苯二异氰酸酯（TDI）

（5）生产TDI级的纯甲苯是选择粗苯加氢精制工艺技术的基准。（此项指标也是宝钢确定工艺技术的重要因素）

（6）上述三种工艺技术方案的纯甲苯质量对比：

第一方案第二方案第三方案质量标准石油级石油级硝化级

中性试验中性中性碱性

TDI原料可以可以不可以

四、采用德国Uhde公司粗苯加氢工艺，其产品存在的主要问题：

第一：纯苯碱性N指标达不到出口、高端市场（苯乙烯）的原料要求；

第二：甲苯只能是硝化级甲苯，呈碱性，不能作为TDI原料。

五、上述国内8万吨/年粗苯加氢项目三种工艺技术方案的多项对比

对比项目第一方案第二方案第三方案1、工艺包费（万元）26006003200

（含基本设计费等）

2、工艺包进度（月） 5 2 6 （含基本设计）

3、设备与工艺包捆绑要求无无有

4、主装置建设投资（万元）19000 16000 26000

（主要设备引进）

5、建设周期（月） 22 16～18 24

六、粗苯加氢精制国产化工艺的开发及特点

1、国产化工艺开发的基础

（1）加氢精制工艺

早在20世纪50年代，加氢精制工艺就在国内炼油行业应用；目前国内石化行业加氢装置总加工能力已突破15000万吨/ 年；以炼油化工行业大量加氢装置国产化工程经验为参照和可靠保证，粗苯加氢装置加氢反应部分的工艺、设备、材料均可完全国产化；

在低压加氢精制领域（包括汽油、柴油、煤焦油、特种油品）有几十套采用国产技术及催化剂的成功经验；

在高压、含硫、临氢等苛刻条件下的加氢设备（包括高压反应器、高压泵、压缩机、高压换热器等）早已完成国产化攻关，其技术、设备成熟度和可靠性均达到世界先进水平。

（2）萃取蒸馏工艺

从20世纪60年代国内石化企业引进芳烃联合装置起，中石化下属企业以石科院（RIPP）、洛阳院（LPEC）、北京石化设计院（BDI）为代表的研究单位和设计院就开始对环丁砜抽提技术研究和国产化，并建成20多套芳烃抽提装置；

中国石化集团北京石油化工科学研究院在上述基础上，又开发出萃取蒸馏工艺。其中N-甲酰基吗啉为溶剂的萃取蒸馏工艺应用于北京燕山石化10万吨/年制苯装置；以环丁砜为溶剂的萃取蒸馏工艺已有10多套工业装置成功运行业绩；

在上海赛科项目（英国BP与中石化合资）55万吨/年萃取蒸馏工业装置工艺技术国际招标中，中国石化集团北京石油化工科学研究院战胜德国Uhde公司，一举中标并承担该装置工艺包的编制。自该装置投产一年多来各项技术指标均达到设计要求，得到了外方高度评价；

中国石化集团北京石油化工科学研究院开发的SED环丁砜法萃取蒸馏工艺具有投资低、能耗低等优点。

2、国产化工艺开发的过程

（1） 2001年起调研并掌握国内现有4套（2套高温法、2套低温法）粗苯加氢装置工艺流程及实际运行数据；

（2）结合石化行业近百套加氢和萃取蒸馏工业装置的工程经验；（3）联合开发单位：

a、英国独资某技术公司

b、上海某工程技术公司

c、（中美合资）美阳国际工程设计公司

3、国产化工艺的特点

（1）、集合国内外粗苯加氢高温litol法工艺和低温kk法工艺之长，并根据国内现有工业装置实际操作数据和多年工程经验而优化的加

氢精制工艺。

（2）、对国内粗苯原料的适应性强，针对业主实际采购的粗苯原料进行加氢工艺设计，符合中国国情。

（3）、萃取蒸馏工艺选用中国石化集团北京石油化工科学研究院开发的SED环丁砜法萃取蒸馏工艺，其产品纯苯、甲苯可满足高端市场要求。

（4）、投资省（相对于全套引进国外工艺包建设方案，可大幅降低建设投资）。

（5）、建设周期最短（相对于全套引进国外工艺包建设方案）（6）、设备全部国产化，大幅降低设备配件供应受外商的制约，便于连续生产的维护。

4、国产化工艺工业化实践

（1）粗苯加氢国产化工艺工业化应用

第一套装置：太化30万吨/年粗苯加氢精制工程一期8万吨/年粗苯加氢项目

主体装置部分（含主装置、中心控制室、变配电所、火炬）由美阳院与上海宝钢化工有限公司、上海宝钢工程技术有限公司、上海宝钢国际贸易有限公司四家联合体总承包。

美阳院同时负责总承包范围以外的全厂配套工程设计。

工艺技术：100、200、400单元采用三家联合优化的国产化工艺流程； 300单元只引进德国Uhde公司物料平衡、PFD、二塔、四台重沸器工艺数据；全部基础设计、工程设计均由美阳院完成。预计今年5月投产。

第二套装置：石家庄国内引进第一套5万吨/年粗苯加氢精制装置改造

为什幺要改造？

德国Uhde公司原设计要求装置进料的组分180℃以前馏出量要

大于95％，2台预蒸发器每6个月切换一次。

装置实际运行情况：

a、刚投产时预蒸发器最长40～50天切换，最短20天；

（改造后已运行150天无切换）

b、蒸发器底部外排三苯；

c、造成设备易堵、易结焦。

改造内容及效果

?增加了适合国内粗苯原料的国产化加氢工艺（与太化项目加氢工艺相同）；

?扩大原装置处理量15～20％

?解决了老装置加工国内粗苯原料存在的设备易堵、易聚合结焦的难题，提高了装置对原料的适应性和处理量。

?年增加产值约2500万元

?改造投资约500万元

?项目建设期（含工程设计）： 5个月

?同时为石焦集团新设计一套试剂苯装置

粗苯工艺流程

1.装置概况及工艺过程 1.1装置概况粗苯加氢装置由制氢、加氢精制、萃取蒸馏、酸性水处理、酸性气处理、公用工程系统等单元组成。年处理焦化粗苯原料10万吨。其主要工艺过程是将粗苯原料经过脱重组分塔脱除C9以上重组分后经两级加氢处理（预加氢和加氢净化）。原料通过预反应器催化剂床层逆流向上，使双烯烃、苯乙烯、二硫化碳进行加氢脱除和双烯饱和，再通过主反应器催化剂床层进行加氢处理，使烯烃发生饱和反应生成饱和烃。硫、氧、氮等化合物被加氢转化烃类、硫化氢、水及铵盐被脱除，芳烃转化被抑制。处理后的物料经稳定塔除去溶解于物料中的硫化氢后进入萃取蒸馏系统。在环丁砜的作用下将芳烃和非芳烃分离。分离出的混合芳烃经苯塔、甲苯塔、二甲苯塔精馏分离，生产纯度极高的苯、甲苯、混合二甲苯产品及少量的C8—、C8+溶剂油。生产过程中产生的酸性水经酸性水汽提处理后送至污水处理厂，酸性气经酸性气处理装置脱除硫化氢制取硫磺。 1.2工艺流程简述 1.2.1加氢工艺流程自罐区泵送来的焦化粗苯原料经过滤器FT-1101/A、B，再经主反应产物/脱重组分塔进料换热器E-1101（管程）换热后入脱重组分塔C-1101，在塔内进行轻、重组分分离，塔顶汽相经脱重组分塔顶冷却器E-1102（壳程）冷凝冷却后进入塔顶回流罐V-1101，不凝气经真空机组排放至火炬燃烧。液体经脱重塔回流泵P-1101/A、B加压后部分回流，部分送入加氢进料缓冲罐V-1102。塔底重苯经塔底泵P-1103/A、B 加压后送入脱重组份塔底冷凝器E-1104（管程）冷却后送往罐区。脱重塔底设两台再沸器E-1103/A、B和两台塔底循环泵P-1102/A、B 强制循环。再沸器热源采用导热油。为防止物料聚合结焦在脱重塔进料线注入阻聚剂。加氢进料缓冲罐V-1102的轻苯经反应进料泵P-1104/A、B 加压后入轻苯预热器E-1105（管程）预热后与K-1101/A、B送来的循环氢气混合后依次进入轻苯蒸发器E-1106/A、B、C（管程），在轻苯蒸发器内被加热蒸发的轻苯和

120万吨柴油加氢精制装置操作规程讲义

120万吨/年柴油加氢精制装置操作规程第一章装置概况第一节装置简介一、装置概况: 装置由中国石化集团公司北京设计院设计，以重油催化裂化装置所产的催化裂化柴油、顶循油，常减压装置生产的直馏柴油和焦化装置所产的焦化汽油、焦化柴油为原料，经过加氢精制反应，使产品满足新的质量标准要求。新《轻柴油》质量标准要求柴油硫含量控制在0.2%以内，部分大城市车用柴油硫含量要求小于0.03%。这将使我厂的柴油出厂面临严重困难，本装置可对催化柴油、直馏柴油、焦化汽柴油进行加氢精制，精制后的柴油硫含量降到0.03%以下，满足即将颁布的新《轻柴油》质量标准，缩小与国外柴油质量上的差距，增强市场竞争力。 2；装置建即22351m×/年延迟焦化装置共同占地面积为217m103m该项目与50万吨设在140万吨/年重油催化裂化装置东侧，与50万吨/年延迟焦化装置建在同一个界区内，共用一套公用工程系统和一个操作室。本装置由反应（包括新氢压缩机、循环氢压缩机部分）、分馏两部分组成。 4t/a。×10 装置设计规模：120二、设计特点: 1、根据二次加工汽、柴油的烯烃含量较高，安定性差，胶质沉渣含量多的特点，本设计选用了三台十五组自动反冲洗过滤器，除去由上游装置带来的悬浮在原料油中的颗粒。 2、为防止原料油与空气接触氧化生成聚合物，减少原料油在换热器、加热炉炉管和反应器中结焦，原料缓冲罐采用氮气或燃料气保护。 3、反应器为热壁结构，内设两个催化剂床层，床层间设冷氢盘。 4、采用国内成熟的炉前混氢工艺，原料油与氢气在换热器前混合，可提高换热器的换热效果，减少进料加热炉炉管结焦，同时可避免流体分配不均，具有流速快、停留时间短的特点。 5、为防止铵盐析出堵塞管路与设备，在反应产物空冷器和反应产物/原料油换热器的上游均设有注水点。 6、分馏部分采用蒸汽直接汽提，脱除HS、NH，并切割出付产品石脑油。32 1 120万吨/年柴油加氢精制装置操作规程 7、反应进料加热炉采用双室水平管箱式炉,炉底共设有32台附墙式扁平焰气体燃烧器，工艺介质经对流室进入辐射室加热至工艺所需温度，并设有一套烟气余热回收系统，加热炉总体热效率可达90%。 8、本装置采用螺旋锁紧环双壳程换热器，换热方案安排合理，以温位高、热容量大与温位较低、热容量较小的物流进行换热，合理选择冷端温度，使热源量最大限度地得以利用，使总的传热过程在较高的平均传热温差下进行。 9、催化剂采用中石化集团公司石油化工研究院开发的RN-10B加氢精制催化剂。催化剂采用干法硫化方案；催化剂的再生采用器外再生。

酸性水汽提操作规程最终版

第一章酸性水汽提装置概述第一节工艺设计说明 1.1设计规模装置建成后为连续生产，年开工按8000小时计，设计规模为50T/H，装置设计弹性范围为0.6－1.2。 1.2工艺技术特点采用单塔汽提工艺技术，流程简单，操作方便，能耗低，酸性水经过净化，可以达到回用指标，送至其它装置回用。 1.3原料及产品 1.3.1原料酸性水汽提装置原料来源于两套常减压装置及两套催化装置及新建的延迟焦化装置、加氢精制装置、硫磺回收装置的酸性水。现有及新建装置酸性水情况 1.3.2产品产品为净化水及酸性气。

产品质量控制指标 1.4装置主要操作条件酸性水汽提塔（C-2511）： 1.5装置物料平衡

1.6.1装置给水水量 1.6.2装置排水水量 1.6.3蒸汽耗量及回收冷凝水量 1.6.4净化空气耗量

1.6.6装置能耗及能耗指标全年能耗：22492.8×104MJ 全年酸性水处理量：40×104T 单位计算能耗：562.32 MJ/T酸性水1.6.7汽提装置主要生产控制分析项目表

第二节酸性水汽提工艺原理及流程简述 2.1 工艺原理在炼油厂一、二次加工过程中，原料中的含硫、含氮化合物由于受热分解，生成一定的氨和硫化氢及其它物质，污染油品并产生含硫含氮污水，直接排放将会造成严重污染，因此需对此污水进行处理，并回收硫和氨。含硫含氮污水在进入污水处理场之前，需对其中的硫和氮化物含量严格控制，否则将对污水处理场的微生物系统造成冲击，使污水场处理水排放不达标，造成环境污染，影响企业的经济效益和社会效益。因此含硫含氮污水需经汽提处理，使污水中的NH3-N < 80ppm，硫化氢< 30ppm才能进入污水场进行下一步的处理。酸性水汽提装置就是利用酸性水中的H 2S、CO 2 、NH 3 、H 2 O的相对挥发度不同，用蒸汽作为热源，把挥发性的H 2S、CO 2 、NH 3 从污水中汽提出去，从而将污水净化，并分离提取氨和硫化氢的一种装置。 2.2工艺流程简述各装置酸性水混合后进入酸性水汽提装置的原料水脱气罐（D-2511）,脱出溶于酸性水的轻烃组份至低压瓦斯管网。脱气后的酸性水进入原料水罐（D-2512/1,2）静置、除油；上层污油经收集进入污油罐（D-2516），再经污油泵（P-2512）送出装置。脱油后的酸性水经原料水泵（P-2511/1,2）升压，送至原料水－净化水换热器（E-2512/1,2）,与酸性水汽提塔（C-2511）底的净化水换热升温到95℃后进入汽提塔（C-2511）中上部；酸性水汽提塔（C-2511）的热源由汽提塔底重沸器（E-2511）提供，1.0Mpa过热蒸汽通入汽提塔重沸器（E-2511）管程，使进入重沸器的酸性水部分汽化，然后冷凝水进入凝结水罐（D-2515）, 经调节阀控制液面后再送至硫磺回收装置凝结水回收系统进行处理。在酸性水汽提塔（C-2511）内，污水中的H 2S、NH 3 被汽提出，进入气相至塔顶。塔顶混合器是含H 2S、NH 3 的蒸汽，经过汽提塔顶空冷器（A-2511/1,2）冷凝冷却至85℃后，进入汽提塔顶回流罐（D-2517）进行汽、液分离，罐顶分出的含氨酸性气送至硫磺回收装置或焚烧炉进行焚烧；罐底液相经汽提塔顶回流泵（P-2513/1,2）送回汽提塔顶作回流。塔底产品是合格的净化水，温度约为127℃，经原料水－净化水换热器（E-2512/1,2）与原料水换热，温度降至71℃，再经净化水泵（P-2514/1,2）升压，送至净化水冷却器（E-2513）冷却至50℃后送出，作为其它装置的回用水或排至污水场深度净化。

粗苯加工工艺流程图

第一节粗苯精制苯基本原理精苯车间加工的原料是外购粗苯和轻苯。其主要组分是苯及同系物、苯、甲苯、二甲苯等占80％—95％，此外还有脂肪烃、环烷烃、不饱合化合物以及少量硫化物、吡啶碱类、酸类如洗油的低沸点馏份。粗苯的各种主要组份皆在180℃前馏出。由于粗苯、轻苯是一种比较复杂的混合物，故其本身用途不大、但经加工以后所得的多和纯产品的却是重要的化工原料，具有很高的经济价值。粗苯精制的目的在于获得尽可能多的苯族纯产品，同时对其它组份尽可能加以综合得用。（一）硫酸洗涤净化法基本原理粗苯中含有5—12％的不饱合化合物及其它杂质，并主要分布在14℃以后和79℃以前馏出物中。粗苯经两苯塔是除去140℃以后重苯中的不饱合化合物，以获得轻苯和重苯两种产品。轻苯初馏的目的是切除79℃以前不饱合化合物及二硫化碳。所得混合馏份还含有与苯族产品沸点相接近不饱合化合物及硫化物杂质，可以采用化学方法加以净化。 1、经常使用的是硫酸洗涤净化法，其主要化学方法如下： (1)不饱合化合物的聚合反应不饱合化合物在硫酸作用下很容易发生聚合反应，低沸点化合物易生成粘度大，不溶于混合份及硫酸的极深度的聚合物。引起化合物的夹带损失。所以必须先经过初馏除去低沸点不饱合化合物。高沸点不饱合化合物聚合程度较差，一般只生成可溶混合份的二聚物，三聚物。 (2)加成反应硫酸各不饱合化合物还能生成酸式脂和中式脂，前者溶于硫酸中，后者溶于混合份中。低沸点不饱合化合物与硫酸生成中性脂，在吹苯中，中性脂加热分解，放出腐蚀设备的酸性物质，故初馏时尽可能地把低沸点物质清除。（3）清除噻吩反应噻吩在浓硫酸的催化作用下能和高沸点不饱合化合物共聚生成溶于混合物的共聚物，反应迅速完全，噻吩还能直接溶于硫酸中，但溶解速度很慢。（4）苯族烃和不和化合物共聚反应苯族烃在浓酸的催化作用下和不饱合化合物发生共聚反应生成能溶解于混合物的共聚物。（5）苯族烃的磺化反应苯族烃与浓硫酸作用能发生磺化反应而造成苯族烃的损失。 2、影响硫酸洗涤的方要因素（1）反应温度最适宜的反应温度为35—45℃，温度过低反应缓慢而达不到净化要求，温度过高苯族烃磺化反应以及不饱合化合物的共聚反应加剧，因而使苯族烃损失增加。（2）硫酸浓度硫酸浓度过低达不到净化要求，浓度过高磺化反应加剧，苯族烃损失增加，因此先择较适宜的硫酸浓度为93—95％。（3）硫酸和混合份的比例在保证洗涤质量要求的前提下，酸油比例愈小愈好。不仅降低酸耗，而且可以减轻苯族烃的磺化反应。（4）反应时间酸洗净化反应所需时间与反应温度、硫酸浓度、酸油化、搅拌合程度等因素有关。一般反应时间为十分左右，时间过短，反应效果差，势必增加酸耗，时间过长，磺化反应加剧，苯族烃损失增加，所以反应器必须立即加水，使浓硫酸反应终止。

加氢精制装置停工过程中硫化氢中毒事故

加氢精制装置停工过程中硫化氢中毒事故集团公司文件内部编码：（TTT-UUTT-MMYB-URTTY-ITTLTY-

加氢精制装置停工过程中硫化氢中毒事故一、事故经过 5月11日，某石化公司炼油厂加氢精制联合车间对柴油加氢装置进行停工检修。14:50，停反应系统新氢压缩机，切断新氢进装置新氢罐边界阀，准备在阀后加装盲板（该阀位于管廊上，距地面4.3米）。15：30，对新氢罐进行泄压。18：30，新氢罐压力上升，再次对新氢罐进行泄压。18:50，检修施工作业班长带领四名施工人员来到现场，检修施工作业班长和车间一名岗位人员在地面监护。19:15，作业人员在松开全部八颗螺栓后拆下上部两颗螺栓，突然有气流喷出，在下风侧的一名作业人员随即昏倒在管廊上，其他作业人员立即进行施救。一名作业人员在摘除安全带施救过程中，昏倒后从管廊缝隙中坠落。两名监护人员立刻前往车间呼救，车间一名工艺技术员和两名操作工立刻赶到现场施救，工艺技术员在施救过程中中毒从脚手架坠地，两名操作工也先后中毒。其他赶来的施救人员佩戴空气呼吸器爬上管廊将中毒人员抢救到地面，送往职工医院抢救。二、事故原因 1、直接原因：当拆开新氢罐边界阀法兰和大气相通后，与低压瓦斯放空分液罐相连的新氢罐底部排液阀门没有关严或阀门内漏，造成高含

硫化氢的低压瓦斯进入新氢罐，从断开的法兰处排出，造成作业人员和施救人员中毒。 2、间接原因：在出现新氢罐压力升高的异常情况后，没有按生产受控程序进行检查确认，就盲目安排作业；施工人员在施工作业危害辨识不够的情况下，盲目作业；施救人员在没有采取任何防范措施的情况下，盲目应急救援，造成次生人员伤害和事故后果扩大。三、事故教训 1、应严格按照操作规程操作，对现场发生的异常情况要高度警惕，待排查出隐患，采取相应安全措施后，方能安排下一步作业。 2、施工单位在拆卸管道、设备附件时，必须采取有效的隔离措施，作业前认真进行作业风险识别并落实相关安全措施，对可能存在危险介质的死角、盲端的拆卸必须佩戴好相应的劳动保护用品、使用安全工具、控制施工人数并保持逃生通道畅通。 3、必须杜绝盲目作业、盲目施救情况的发生。

粗苯加氢精制

粗苯加氢精制粗苯精制的目的是将粗苯加工成苯、甲苯、二甲苯等产品，这些产品都是宝贵的化工原料。苯是重要的化工原料，广泛用作合成树脂、合成纤维、合成橡胶、染料、医药、农药的原料，也是重要的有机溶剂。我国纯苯的消费领域主要在化学工业，以苯为原料的化工产品主要有苯乙烯、苯酚、己内酰胺、尼龙66盐、氯化苯、硝基苯、烷基苯和顺酐等。在炼油行业中用作提高汽油辛烷值的掺和剂。甲苯是一种无色有芳香味的液体，广泛应用于农药、树脂等与大众息息相关的行业中，国际上其主要用途是提高汽油辛烷值或用于生产苯以及二甲苯，而在我国其主要用途是化工合成和溶剂，其下游主要产品是硝基甲苯、苯甲酸、氯化苄、间甲酚、甲苯二异氰酸酯等，还可生产很多农药和医药中间体。另外，甲苯具有优异的有机物溶解性能，是一种有广泛用途的有机溶剂。二甲苯的主要衍生物为对二甲苯，邻二甲苯等。混合二甲苯主要用作油漆涂料的溶剂和航空汽油添加剂，此外还用于燃料、农药等生产。对二甲苯主要生产PTA以及聚酯等。邻二甲苯主要用于生产苯酐等。生产苯、甲苯、二甲苯的主要原料是石油催化重整的重整油、石油裂化的高温裂解汽油和焦化粗苯。这3种原料占总原料量的比例依次为：70%、27%、3%。以石油为原料生产芳香烃的工艺都采用加氢工艺，以焦化粗苯为原料生产芳香烃的工艺有酸洗精制法和加氢精制法。酸洗法仍在发展中国家被大量采用，其工艺落后、产品质量低、无法与石油苯竞争，而且收率低、污染严重，产生的废液很难处理。在发达国家都已采用加氢精制法，产品可达到石油苯的质量标准。国内有很多企业已建成投产或正在建设粗苯加氢装置。20世纪80年代，上海宝钢从日本引进了第一套 Litol法高温加氢工艺，90年代石家庄焦化厂从德国引进了第一套K.K法低温加氢工艺，1998年宝钢引进了第二套K.K法加氢工艺，还有很多企业正在筹建加氢装置。随着对产品质量和环保的要求越来越严格，粗苯加氢工艺的应用是大势所趋。 1、粗苯加氢精制的原理粗苯加氢根据其催化加氢反应的温度不同可分为高温加氢和低温加氢。在低温加氢工艺中，由于加氢油中非芳烃与芳烃的分离方法不同，又分为萃取蒸馏法和溶剂萃取法。高温催化加氢的典型工艺是Litol法，在温度为600～650℃、压力6.0MPa条件下进行催化加氢反应。主要加氢脱除不饱和烃，加氢裂解把高分子烷烃和环烷烃转化为低分子烷烃，并以气态形式分离出去。加氢脱烷基，把苯的同系物最终转化为苯和低分子烷烃。故高温加氢的产品只有苯，没有甲苯和二甲苯，另外还要进行脱硫、脱氮、脱氧的反应，脱除原料有机物中的S、N、O，转化成H2S、NH3、H2O除去，对加氢油的处理可采用一般精馏方法，最终得到产品纯苯。

粗苯加氢精制生产工艺的优化与探究

粗苯加氢精制生产工艺的优化与探究张文四川省达州钢铁集团有限责任公司四川达州635002 【摘要】：四川省达钢集团50Kt/a粗苯加氢精制装置生产五年来，随着生产的进行越来越多的工艺情况逐渐显现，很多情况呈规律性发生。这里将装置过去五年生产中所遇工艺、设备、废气排放等情况及相应处理、优化方法做一个归纳总结。【关键字】：重组分循环气过滤器物料堵塞【前言】：近年来，公司认真贯彻落实科学发展观，准确把握国家产业政策要求，以创新为抓手，及时调整企业发展战略，努力转变发展方式，抢抓市场成长机遇，走长期可持续发展道路。为进一步落实公司向化工产业转型规划，公司于2009年上马一套50Kt/a粗苯加氢精制装置，装置于2010年3月正式投产。现在年生产量能够达到设计值50Kt/a,其中纯苯精制率达到99.95%以上，甲苯精制率达到98.00%以上，三苯回收率达到98.50%以上。【装置介绍】：50Kt/a粗苯加氢精制装置工艺采用甲醇驰放气变压吸附提纯氢气和粗苯加氢脱硫精制纯苯等技术，生产控制上采用DCS集散控制系统,由DCS系统进行监视、操作、报警、联锁和控制，尤其对关键电器和运转设备进行远程控制，实现自动化管理。同时本装置三废排放少，对环境影响小，安全消防上采用气防、消防联锁系统，并与DCS系统挂接且互为冗余，措施较完善，抗风险能力较强。加氢精制生产能力为50Kt/a，三苯回收率≥98%，可以年产精

制纯苯34000t/a，甲苯5000t/a，二甲苯2000t/a，同时还有少量非芳烃及溶剂油。同时由于装置采用了加氢法，替代了高污染的硫酸法处理焦化苯，更产生了巨大的社会效益。 1、原料预处理工序 1、1压力与自动调节两苯塔作为一个常压精馏塔，在生产过程中属于工艺性能比较稳定的设备。因为它的工艺指标稳定性能较好，在生产过程中整个工序均可以采取自动调节，以减少人工操作强度。值得注意的是两苯塔的稳定性主要基于其塔内压力变化，而塔内压力与蒸发器（T301）底部采出量有直接关系。因此，当蒸发器（T301）底部采出量变化较大以及两苯塔内部压力变化较大时，我们要注意塔内原料、回流以及重组分物料采出的量的变化。做到及时调整，以保证两苯塔的质量平衡和气液平衡。 1、2关于废油的回收废油的主要构成是水和原料油，并且水的量远远大于原料油的量。因此，在废油回收时，要特别注意两苯塔内的压力变化。通过控制废油量的大小，以避免油水共沸现象的发生。通过控制热源（蒸汽）量的供给大小，以保证塔内的热量平衡。 1、3关于二甲苯塔塔底重组分的回收本装置设计二甲苯塔采用间歇蒸馏的方式生产，所以在生产一段时间后需要对其塔底重组分物料进行回收。首先，在回收过程中需保证二甲苯塔内压力处于非负压状态下。最好采用打开塔顶放散阀，使

万吨年柴油加氢操作规程

240万吨/年柴油加氢精制装置操作规程陕西延长石油（集团）有限责任公司延安石油化工厂

第一章装置概况第一节装置简介我国从2000 年开始执行轻柴油质量标准，其中硫含量不高于2000ppm，2003年颁布了车用柴油推荐标准，对硫含量进一步降低至500ppm以下，2008年1月1日北京车用柴油硫含量要求已降低到50ppm。2013年6月30日全国执行国Ⅲ车用柴油标准，车用柴油硫含量要求降低到350ppm。欧美及日本的车用柴油硫含量目前已降低到50ppm，欧洲部分国家或地区甚至已降到10ppm，预计“十二五”末，国Ⅳ车用柴油硫含量将降到50ppm（北京地区已于2008年1月1日在全国率先执行柴油硫含量50ppm的标准）。低硫、超低硫是未来车用柴油的发展趋势，同时须适当提高柴油的十六烷值，才能逐步与欧美国家的先进标准接轨。陕西延长石油（集团）有限责任公司炼化公司延安炼油厂目前原油加工能力800万吨/年，延安炼油厂目前常三线柴油与催化柴油总量为万吨/年，按照现有柴油加氢装置设计加工量，能够加工140万吨/年。为了适应柴油产品质量升级与产能的需要，需新建一套240万吨/年直馏柴油加氢及配套工程装置，部分常三线柴油与常一、二线柴油一起混合到新建柴油加氢装置，以2万标立方米/小时制氢装置所产氢气为氢源。新建柴油加氢装置加工量为万吨/年，按照公称240万吨/年规模进行设计，实现效益最大化。 240万吨/年柴油加氢装置主要目的产品为加氢柴油，同时副产少量石脑油和气体。精制柴油能满足国Ⅴ柴油性质要求，在50℃左右送至装

置外调和站作为调和组分；石脑油送至重整预加氢装置罐区；轻烃送至140万吨/年柴油加氢装置进一步处理；富气、低分气送至联合三车间进行干气脱硫后，进入燃料气管网系统。本装置主要由反应部分、分馏部分和公用工程部分三个部分组成。第二节工艺流程说明 1.2.1、反应部分原料油自装置外来进入原料缓冲罐(D101)，经原料油升压泵（P101）升压后，进入自动反冲洗过滤器（SR-101），滤后油与柴油产品/原料油换热器（E-203A/B/C）换热升温后进入滤后原料缓冲罐（D-102），再由反应进料泵（P-102A/B）抽出升压后与混氢混合，先与反应产物/混氢油换热器（E-102A/B/C）进行换热，再经反应进料加热炉(F-101)加热至要求温度；循环氢与新氢混合与热高分气/混氢换热器（E-103）换热升温后分成两路，一路与原料油混合后换热进入反应进料加热炉（F-101），另一路与反应产物/混氢换热器（E-101）进一步换热后与反应进料加热炉出口的混氢油混合，自上而下流经加氢精制反应器(R-101)。在反应器中，原料油和氢气在催化剂的作用下，进行加氢脱硫、脱氮、烯烃饱和、改质、异构降凝等反应。从加氢精制反应器(R-101)出来的反应产物分别与反应产物/混氢换热器（E-101）、反应产物/混氢油换热器（E-102A/B/C）换热后，进入热高压分离器（D-103）进行气液分离，热高分气与热高分气/混氢换热器（E-103）换热并经热高分气空冷（A-101）冷却后进入冷高压分离器

苯加氢技术资料

苯加氢技术轻苯进行加氢精制工艺早在20世纪50年代就在国外得到了工业应用。目前发达的国家，如美、英、法、德、日等均已广泛采用这个先进的加氢精制工艺。国内，直到上世纪70年代，北京燕山石油化工公司从西德引进第一套“Pyrotol制苯”装置，利用裂解汽油为原料，经加氢以获得高纯度石油苯；接着，80年代初，宝钢的一、二期工程从日本引进了一套“高温Litol”加氢装置，对焦化轻苯进行加氢精制；尔后，河南“平顶山帘子布厂”也引进了一套“高温Litol”装置。近年来，石家庄焦化厂、宝钢三期工程引进了德国的“K.K技术”，即：“低温Litol”装置。北京焦化厂也建成了国内自行设计的“低温加氢”装置，并已过关。另外，山西太原等地也正在建设了轻苯加氢装置。粗苯产品是苯系家族产品的混合物，不能单独使用，需要深加工才能成为客户的最终消费，粗苯产品的这一特征决定了其市场出路主要是销售到下游精苯生产厂家，只有少量产品进入溶剂、农药厂家。目前国内对粗苯进行深加工，制成纯苯的生产厂家主要分为两大类：一类是酸洗法生产纯苯，另一类是采用粗苯加氢工艺生产纯苯。酸洗法工艺投资少，见效快，生产装置易建设，国内大多数精苯生产装置均采用该生产工艺。但是，酸洗法工艺生产的苯纯度低，而且不能有效分离甲苯、二甲苯，无法实现环保达标排放，而且产品质量低，生产成本高，销售价格上不去。粗苯加氢工艺则不同，装置投资大，建设周期长，但是生产技术

先进，生产的苯纯度高，能达到石油苯产品质量，能实现与甲苯、二甲苯等的有效分离，而且能消耗低、成本低、产品质量好、销售价格高、竞争力强，表了粗苯加工精制的发展方向。目前，有实力的焦化企业或化工企业都在争取建设大型精苯装置。并且可以看出粗苯加氢工艺必将成为粗苯精制的一种趋势。目前国外用于焦化粗苯加氢有代表性的工艺技术有美国Axens低温汽液两相加氢技术、德国Uhde低温气相加氢技术、胡德利开发日本旭化成应用于粗苯加氢的高温热裂解法生产纯苯的Litol法技术。一、苯加氢技术 1、美国Axens低温气液两相加氢技术。美国Axens采用自行开发的两段加氢技术。粗苯经脱重组分由高压泵提压进入预反应器，进行加氢反应，在此容易聚合的物质，如双烯烃、本苯烯烃、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。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%。反应产物经一系列换热后经分离，液相组分经稳定塔将氨等气体除去，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

8万吨年粗苯精制工艺设计

毕业设计题目：8万吨/年粗苯精制工艺设计系别：化学与化学工程系专业：化学工程与工艺姓名：学号：指导教师：

设计说明此设计的任务是处理量为8万吨/年的粗苯精制工艺设计，它采用了粗苯低温加氢工艺流程，选用了连续精馏筛板塔的化工设备。原料粗苯经过两苯塔实现轻重组分分离，其中塔釜重质苯做为产品回收，塔顶轻苯在加氢反应器中进行加氢反应后进入脱轻塔脱除硫化氢，氨气等低沸物，然后依次进入预精馏塔萃取精馏塔纯苯塔和二甲苯塔，最终得到纯净合格苯、甲苯的产品。为达到设计要求，此设计通过物料衡算、热量衡算、塔的工艺尺寸计算、塔板负荷性能验算及附属设备计算，得到符合要求的一系列工艺流程参数，包括进料量F=106.055Kmol/h,塔顶液体流量D=90.945Kmol/h,塔底釜液流量W=15.11Kmol/h ，塔径D=1.6m,塔高h=24.45m,板间距m 5.40T =H ，精馏段实际塔板数块精17N =，提馏段塔板数块提17N =，设置7个人孔，出塔顶塔底人孔外其他人孔处的板间距为H=0.7m,进料处板间距H=1m 等。根据这一系列工艺流程参数绘制工艺流程图、物料衡算图及主设备图。关键词：低温加氢精制、连续精馏筛板塔、两苯塔、苯、甲苯

Design elucidation This design task is productivity for eight million tons/year cuben refining process design, it adopted cuben cryogenic hydrogenation process, choose the continuous distillation tower chemical equipment sieve. Raw material cuben after two benzene tower, which achieve weight component separation tower kettle heavy benzene as product recycling, tower light benzene in hydrogenation reactor in hydrogenation reaction took off after removal from the light tower into hydrogen ammonia and other low boiling, which in turn into that gets distillation column of pure benzene tower and extract xylene tower, and ultimately the pure qualified benzene, toluene products. To achieve the design requirements, this design through the material calculation, heat calculation, tower craft size calculation, tower plate load performance checking and affiliated equipments calculation, get to meet the requirements of a series of process parameters, including into 106.055 Kmol feed F = liquid flow, being/h D = 90.945 Kmol/h, bottom kettle fluid flow W = 15.11 Kmol/h, tower diameter D = 1.6 m, high tower 24.45 m, board h = distance, rectifying section number and mention actual tower plate, plate number distillated section tower set seven people hole, a tower in the bottom and the other manhole manhole for h = 0.7 board spacing, feeding place board m distance h = 1-m etc. According to this series of process parameters rendering process flow diagram, material calculation chart and main equipment figure. Keywords: low temperature hydrotreating, perforated continuous distillation tower, two benzene tower, benzene, toluene

加氢操作规程解析

目的为了搞好加氢精制装置的正常操作，保证该装置的“安、稳、长、满、优”运行，特制订本规程。范围本规程规定了加氢精制装置工艺原理与流程、正常操作法、特殊情况处理、开停工方法和步骤、安全和环保要求等内容。本规程适用于沧州分公司80×104t/a加氢精制装置的工艺操作。引用依据本规程是在参照沧州分公司80×104t/a加氢精制装置设计说明书以及国内其他同类型装置的操作规程编制而成的，对原版规程做了修订。职责和权限 1. 生产管理部是本规程的归口管理部门。负责组织车间和有关部门或人员编写、修改修订本规程；每周负责按照本规程规定的要求对车间执行情况进行抽查、监督和考核。 2. 机动部、安环部是本规程的分管部门。参与本规程的编写、修改修订和审核会签工作；每周负责按照部门专业管理的职责和权限以及本规程规定的要求对车间执行情况进行抽查、监督和考核。 3.炼油二部是本规程的执行部门。参与本规程编写或修订的起草工作，负责组织岗位操作人员贯彻执行，并对本单位日常执行情况进行监督、检查和考核。 4．其他相关单位进入本装置进行施工、检维修作业时，必须遵守本规程

的有关安全、检维修规定。

1. 装置概述 1.1装置概况及特点 1.1.1 装置简介中国石油化工股份有限公司沧州分公司60万吨/年汽柴油加氢精制装置是依据中石化（1997）建字293号文《关于沧州炼油厂改炼胜利原油改造工程初步设计的批复》，由中国石化北京设计院设计、中国石化第四建设公司承建，于1998年2月28日动工建设。1999年3月28日实现中交，4月29日开始催化剂预硫化，4月30日切换原料油实现一次开车成功。2001年1月由于加氢石脑油硫含量超高，进行了技术改造，增设了石脑油脱硫塔单元。2002年10月大检修期间，进行了装置扩能改造，增上了一台加氢大流量进料泵、注水泵，其它方面进行配套改造，由60万吨/年改为80万吨/年。2003年10月，再次进行技术改造，增上一汽提塔，用于生产低凝点柴油。2004年大修期间将加氢柴油泵改为大流量泵，并增上变频，满足柴油外送需求。2007年7月大修期间进行了加氢热料直供流程改造，打通了催化柴油、焦化柴油、焦化汽油和常三线直柴的热料直供流程(当前因焦化汽柴油携带的杂质过高而没有直接进装置)，实现了催化柴油热料直供。 1.1.2 装置规模：初建设计公称规模60万吨/年。

粗苯的加氢精制

粗苯的加氢精制 1.粗苯加氢精制的应用历史与现状所谓“粗苯加氢”实质上是“轻苯加氢”。即：在一定的温度、压力条件下，在专用催化剂、纯氢气的存在下，通过与氢气进行反应，使轻苯中的不饱和化合物得以饱和；使轻苯中的含硫化合物得以去除，转化成硫化氢气体。然后再对“加氢油”进行精馏，最终可以获得高纯度的苯类产品。显然，采用此工艺，没有污染物产生，产品质量好，越来越得到人们的青睐，是今后的发展方向。对轻苯进行加氢精制工艺早在20世纪50年代就在国外得到了工业应用。目前发达的国家，如美、英、法、德、日等均已广泛采用这个先进的加氢精制工艺。而在国内，直到上世纪70年代，北京燕山石油化工公司从西德引进第一套“Pyrotol制苯”装置，利用裂解汽油为原料，经加氢以获得高纯度石油苯；接着，80年代初，宝钢的一、二期工程从日本引进了一套“高温Litol”加氢装置，对焦化轻苯进行加氢精制；尔后，河南“平顶山帘子布厂”也引进了一套“高温Litol”装置。近年来，石家庄焦化厂、宝钢三期工程引进了德国的“K.K技术”，即：“中温Litol”装置。北京焦化厂也建成了国内自行设计的“中温加氢”装置，并已过关。另外，山西太原等地也正在建设了轻苯加氢装置。可见，粗苯加氢精制是国内今后的发展方向。轻苯的加氢精制工艺方法很多，其中工业应用的有下列几种：（1）鲁奇法——该法所采用的催化剂为氧化钼、氧化钴和三氧化二铁；反应温度为350~380℃；以焦炉煤气为直接氢气源；操作压力为 2.8Mpa。该法的苯精制率较高，加氢油采用共沸蒸馏法或选择萃取法进行分离，可以制得结晶点为5.5℃的高纯度苯。（2）考柏斯法——该法也是采用氧化钼、氧化钴和三氧化二铁为催化剂；反应

2021石蜡加氢精制装置简介和重点部位及设备

2021石蜡加氢精制装置简介和重点部位及设备 Security technology is an industry that uses security technology to provide security services to society. Systematic design, service and management. ( 安全管理 ) 单位：______________________ 姓名：______________________ 日期：______________________ 编号：AQ-SN-0227

2021石蜡加氢精制装置简介和重点部位及设备一、装置简介 (一)装置发展及类型 1．装置发展石蜡精制工艺有白土精制、渗透精制、硫酸精制和加氢精制四种类型，其中白土精制和渗透精制都不容易脱净蜡中的稠环芳烃，难以生产对于纯度要求很高的食品工业用蜡：而硫酸精制方法的主要缺点是产品产率低，劳动条件恶劣，有大量的废渣产生，污染环境。无论在生产成本上，产品产率和质量及环境保护上，石蜡加氢精制均比其他精制工艺有明显的优越性。因此，在国外主要炼油厂中，石蜡加氢精制己逐步代替其他精制工艺。1957年加拿大萨尼亚炼油厂首先宣布用钼钻铝催化剂加氢精制生产白石蜡，由于该工艺

对蜡中稠环芳烃组分有很好的加氢转化能力，容易制取食品级纯度商品蜡而进一步为人们重视；其后催化重整工艺的兴起，为炼油厂提供了廉价的氢气来源，尤为石蜡加氢精制装置的建设创造了有利条件。1962年一套处理量为1．5X104 t／a、10．OMPa的石蜡和凡士林加氢精制装置在西德汉堡建成。1963年美国大西洋公司费城炼油厂建成日处理量300t／a的石蜡加氢精制装置，代替原来的石蜡硫酸和渗透精制工艺。我国从20世纪70年代初正式开始研究石蜡加氢精制催化剂和工艺，1979年11月大庆石化总厂首次采用5053催化剂进行处理量6X104 t／a的低压石蜡加氢装置开工投产。1981年10月石油工业部对481—2B催化剂及中压石蜡加氢精制工艺组织技术鉴定，本工艺先后在东方红炼油厂(现中石化燕山分公司炼油厂)、抚顺石油一厂、荆门炼油厂、大连石油七厂、茂名炼油厂实现工业化。1983年11月第一套采用石蜡加氢专用催化剂处理量为6X104 t／a的石蜡加氢装置在东方红炼油厂投产，1984年另两套石蜡

粗苯精制工艺流程

1粗苯精制生产芳香烃苯、甲苯、二甲苯的主要原料是石油催化重整的重整油、石油裂化的高温裂解汽油和焦化粗苯。这3种原料占总原料量的比例依次为：70％、27％、3％。以石油为原料生产芳香烃的工艺都采用加氢工艺，以焦化粗苯为原料生产芳香烃的工艺有酸洗精制法和加氢精制法。焦化苯与石油苯生产成本相比约低1500元/t。2007年，我国加氢苯产能约56万t/a，产量约30万t，消耗粗苯约48万t，估计2008年建成投产的苯加氢装置产能为81万t/a，累计产能达到137万t/a。2009年建成投产的苯加氢装置产能为78万t/a，累计产能达到215万t/a。表1.1 焦化苯与石油苯产品质量对比 20世纪80年代上海宝钢从国外引进了第一套Litol法高温加氢工艺，90年代石家庄焦化厂从德国引进了第一套K.K法低温加氢工艺，1998年宝钢引进了第二套K.K法加氢工艺，还有很多企业正在筹建加氢装置。 1.1加氢原理焦化苯中芳烃含量一般大于85%（wt），而其中苯、甲苯、二甲苯又占芳烃含量的95%以上。焦化苯精致可分为两大类：酸洗法和加氢精制法。 1.1.1酸洗法传统的粗苯加工方法，采用硫酸洗涤净化。常温常压、流程简单、操作灵活、设备简单。但由于不饱和化合物及硫化物在硫酸作用下，生成黑褐色的深度聚合物（酸焦油），至今无有效治理方法，另外不能有效分离甲苯、二甲苯，产品质量、产品收率无法和加氢精制相比，正逐步被取代。 1.1.2加氢精制法粗苯加氢根据其催化加氢反应温度不同可分为高温加氢和低温加氢。在低温加氢中，由于加氢油中非芳烃与芳烃分离方法的不同，又分为萃取蒸馏法和溶剂萃取法。 1.1. 2.1高温法高温加氢比较有代表性的工艺：由美国胡德利公司开发、日本旭化成改进的高温热裂解法生产纯苯的莱托（Litol）法技术。在高温（600~630℃）、高压（5.5MPa）、催化剂（Co-Mo和Cr2O3-Al2O3）作用下进行气相催化两段加氢的过程，将轻苯中的烯烃、环烯烃、含硫化合物、含氮化合物转化成相应的饱和烃，同时发生苯的同系物加氢和脱烷基发应，已转化成苯与低分子烷烃，高温加氢的产品只有苯，没有甲苯和二甲苯，另外还要进行脱硫、脱氮、脱氧的反应，脱除原料有机物中的S、N、O，转化成H2S、NH3、H2O的形式除去，对加氢油的处理可采用一般精馏方法，最终得到苯产品。通过精制生产高纯苯，苯回收率可达114%。由于高温催化加氢脱除的烷基制氢作为氢源，不需要外界给其提供氢气。 1.1. 2.2低温法低温加氢代表性的工艺：美国Axens低温气液两相加氢和德国伍德（Uhde）KK低温气相加氢技术。在低温(280~350℃)、低压（2.4MPa）、催化剂（Co-Mo和Ni-Mo）作用下进行气相催化或液相两段加氢的过程，将轻苯中的烯烃、环烯烃、含硫化合物、含氮化合物转化成相应的饱和烃。对于加氢油的处理，萃取蒸馏低温加氢工艺采用萃取精馏方法，把非芳烃与芳烃

粗苯加工与精制

第十章粗苯加工与精制 241.什么叫吸收温度？吸收温度过高或过低对吸收苯油什么影响？吸收温度时至吸苯塔内煤气和洗油接触面的平均温度。它取决于煤气和洗油温度，液受大气温度影响。当煤气中苯族烃含量一定时，吸收温度愈低，洗油中与其呈平衡的粗苯含量愈高。而提高温度时，洗油中粗苯含量降低。当吸收温度升高时，洗油液面上粗苯的蒸汽压随之增大，吸收推动力减小，因而粗苯回收率л降低和吸苯塔后含苯族烃增高。实践表明，当温度高于30℃时，л和塔后含量均显著恶化。因而吸收温度不宜过高。但也不宜过低。如低于10～15℃，洗油粘度显著增加，这使泵输送困难和塔内均匀分布困难，阻力加大。最适宜的吸收温度为25℃，操纵时波动在20～30℃之间即可。 242.为什么洗油温度应保持比煤气温度略高几度？洗油温度保持比煤气温度略高一些，主要时防止煤气中水蒸气被冷凝下来进入洗油中，恶化脱苯塔的操作。夏季洗油温度比煤气温度高0～2℃，冬季高5～10℃.差值根据大气温度变化而定。 243.洗油相对分子质量与吸收煤气中粗苯的能力油什么关系？同类液体吸收剂的吸收能力与其分子质量成反比，吸收剂的相对分子质量与溶质相对分子质量愈接近，则吸收得愈完全。由公式C=2.24Ap/M m P0(式中，P为煤气总压力；P0为在回收温度下苯族烃的蒸气分压；a为煤气中苯族烃的浓度)可知，当其他条件一定时，洗油相对分子质量M m小，洗油中粗苯浓度C增大（吸收能力加强）。但洗油相对分子质量也不能过小，否则在蒸馏脱苯时难与粗苯分离。 244.为什么可以用焦油洗油或石油洗油吸收粗苯？因为焦油洗油和石油洗油与粗苯属同类物质，分子结构相似（芳香烃结构）。根据物质特性，同类物质互溶性较好。且分子量不一样，而沸点就不同，这样就能利用沸点不同这个特点进行蒸馏分离。 245.石油洗油与焦油洗油有什么区别？那种洗油用来回收煤气中粗苯为好？为什么？焦油洗油和石油洗油主要区别在于： 1）焦油洗油时焦化厂自产物，石油洗油（轻柴油）则是石油加工产品； 2）石油洗油的相对分子质量比焦油洗油的大，因此吸收苯时所需洗油循环量也比焦油洗油量大30%左右； 3）焦油洗油相对密度为1.04～1.07，比水重，而石油洗油相对密度不大于0.890，比水轻； 4）焦油洗油的沸点比石油洗油的低，一般规定，300℃前焦油洗油馏出量大于90%，230℃前馏出量不大于3%；而石油洗油在350℃前馏出量不小于95%。由于石油沸点高，因此在回收苯时，其损失量低于焦油洗油，并且用石油洗油回收苯时，180℃前的馏出量比用焦油洗油的多； 5）石油洗油稳定性较高，长期使用后不易变质；焦油洗油稳定性差，在循环使用后，密度、粘度、相对分子质量会增大；