《宝钢三期的K.K法粗苯加氢精制工艺介绍.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《宝钢三期的K.K法粗苯加氢精制工艺介绍.docx（31页珍藏版）》请在第壹文秘上搜索。
1、宝钢三期的K.K法粗苯加氢精制工艺介绍1. 1K.K法粗苯加氢工艺简介”该工艺包括加氢精制、预蒸储、萃取蒸储、二甲苯蒸储和罐区等5个单元。煤气精制厂送来的粗苯与焦油精制装置送来的脱酚轻油，首先在“加氢精制单元”中进行多级蒸发，再进行两级加氢处理，即：预加氢、主加氢净化。该加氢所需要的补充氢气由外界供给。粗苯加氢后所产生的轻质组分和H2S气体,靠“稳定塔”将它们分离出来，气体部分则送往“煤气精制厂”处理。而蒸发后的残油送经“残油蒸储塔”，以获得“重质苯”、并送往“古马隆-荀树脂生产装置二经加氢后所得到的“加氢油”，即“三苯储分（BTXS）”进入“预蒸储单元”，将其中的重组分（即：XS微分）和轻组
2、分（即：BT僧分）分离开来。轻组分储分（BT）进入“萃取蒸储单元”，以除去非芳香燃储分，并获得苯嫌纯产品。重组分播分（XS）进入“二甲苯蒸储单元”，以除去“轻组分”和“重组分”，并获得纯二甲苯产品。上述所获得的非芳香烧储分、轻组分、重组分都送往“罐区单元”。该K.K加氢技术工艺的特点有:* 1对全部的粗苯进行加氢，而不是像“Litol”加氢那样需要对粗苯进行“预先分储二* 2整个工艺过程的操作全部实现连续化、自动化。* 3产品的得率较高，与酸洗法精制相比，其产品得率约提高810虬* 4氢气的消耗量比其它工艺（如：Litol法）要低。这是因为该加氢方法中，需要氢来转化的仅仅是粗苯中的杂质。* 5
3、该工艺方法能够深度地进行“脱硫”、“脱氧”与“脱氮”，而对苯煌产品的得率没有影响。* 6所获得的产品纯度高，而且还可根据用户的要求，分别生产出“硝化甲苯”或“纯甲苯”。* 7本工艺采用“甲酰吗琳”作为萃取蒸储的萃取溶剂，起分离非芳香燃的效果特别好。而该溶剂的消耗量低，每年仅消耗约为500kg。1.2“加氢单元”的工艺技术1.2.1工艺流程“加氢单元”包括粗苯蒸发、加氢反应、残油蒸储和稳定塔处理等4个系统。加氢反应所需要的氢气由外界提高。（1）粗苯蒸发系统一一从“槽区”来的原料（COLO）,先经“粗苯过滤器”、再经“粗苯中间槽”、原料泵升压到所要求的操作压力，即：在开始运转(SOR)时，该压力约
4、为3030kPa;后期运转(EOR)时，此时的压力约为3420kPao已升压的粗苯进入“预蒸发器”(实际上是热交换器3E-6101AE),在此与主反应器的高温反应物进行热交换，粗苯的温度提高并部分汽化，然后通过“混合喷嘴”，在此与氢气压缩机送来的循环氢气相混合。经“混合喷嘴”后的温度为177C183C(SOR/EOR)的混合气体进入“蒸发器”的底部。该蒸发器实际上是个蒸锵塔，器底的压力约为29603320kPa(SOR/EOR),温度约为184190C(SOR/EOR)；器底有重沸器(实际上为换热器3E-6102A/B),以提供塔内蒸发所需要的热量。器底的高沸点残油排出去“残油蒸储塔”,而“残
5、油蒸储塔”塔顶获得的部分产品又送回到该蒸发器的器顶作回流。(2)加氢反应系统从上述“蒸发器”顶部出来的油气，先经“预反应器热交换器”(3E-6103)与主反应器来的反应物进行热交换，油气的温度升到190228C(SOR/EOR)后进入“预反应器”的底部，向上通过器内的催化剂床层；在此，油气中的烯煌与苯乙烯等不饱和化合物在高活性Ni-Mo系催化剂的作用下加氢饱和。由于烯嫌的加成反应是放热反应，故预反应器内的温度升高到202240oC(SOR/EOR),该温度靠“预反应器热交换器”的主反应器的反应物量来加以控制的。“预反应器”底部的高沸点液体也排往残油蒸储塔系统。从“预反应器”顶部出来的油气，再经
6、主反应器热交换器(3E-6104)、加热炉进一步加热后入“主反应器。其加热炉出口的油气温度要求使主反应器内部的第二层温度在280/341(S0RE0R)o如果为新催化剂，此时的催化剂活性较高，故应降低进入反应器的油气温度，一般控制在260左右。加热升温了的油气从“主反应器”的顶部进入，经器内的催化剂床层，在此进行脱硫、脱氮、脱氧与烯烧加成等反应。由于这些反应也是放热反应，故出口处的气体温度升高到310370oC,其压力约为1800kPao该主反应器内的催化剂在操作过程中，会因结焦等因素而失去活性，这时，可以使用蒸汽为载体和空气一起进行烧焦的方式来再生，使其恢复活性。主反应器出来的气体，依次经过
7、热交换器3E-6104.3E-61033E-6102AB.3E-6101AE,使其温度降低。由于在此冷却过程中会有钱盐(NH4CKNH4HS等)物质析出，因此需要用“冷凝液缓冲槽”的纯水，经冷凝液喷射泵注入到该换热器系统中去，以溶解这些析出物。然后，气体再经“预热交换器”(3E-6105)、反应产品冷却器(3E-6106AC)进一步冷却到40后进入气液分离器(3V-6102)o在此分离出的注入积水定期排往废水处理系统。上述分离出来的气体作为循环气体，再经过“分离气体热交换器”(3E-6105)、中间气罐，进入循环气体压缩机。在此设置分离气体热交换器的目的是确保进入压缩机的气体一定为干气体，绝对
8、无冷凝液产生，以免使酸性气体在此冷凝或吸收下来而发生腐蚀。压缩后的气体压力为30403430kPa(S0RE0R)o循环气体再返回反应系统，并从此循环气体中抽出一部分放散，以除去惰性气体。整个加氢装置的反应所需要的补充氢气由补充氢气压缩机提供，该机机后的压力为2490kPa,它进入到循环氢气压缩机的入口处。整个反应系统的操作压力靠补充氢气的数量和补充氢气压缩机、气液分离器(3V-6102)的操作压力为2500kPa来加以控制。经过气液分离器(3V-6102)分离出来的液体碳氢化合物,经“稳定塔预热器”(3E-6107AC)加热到约127C后进入“稳定塔”(3C-6102)。(3)“稳定塔”处理
9、系统一一“稳定塔”的塔顶操作压力为560kPa.相应的温度为92；塔底操作压力为58OkPa相应的温度为156。该塔的热量由塔底的重沸器提供，采用低压蒸汽作为热源。溶解于油分中的气体与部分油品气体从稳定塔的塔顶逸出，经冷凝冷却到65,入回流槽(3V-6106)o在此回流槽处分离出的气体，再经废气冷却器进一步冷却，获得一部分碳氢化合物；最后，该稳定塔废气排入到废气处理系统。从稳定塔回流槽分离出来的液体，用回流泵打回到稳定塔的塔顶作回流。而该回流槽中的积水，定期排往废水处理系统。稳定塔的塔底产物即为BTXS储分，它从塔底排出，经“预热交换器”(3E-6107AC)、“反应物冷却器”最终冷却后进入后
10、续工序“预蒸储单元”的BTXS反应物中间槽。(4)残油蒸储系统一一从“蒸发器”来的器底产物直接进入本系统的“残油蒸镭塔”。该塔在真空条件下进行操作。塔顶轻组分油气经过冷凝冷却器冷凝后流入回流槽。从该回流槽用回流泵抽出一部分送回到“残油蒸储塔”的塔顶作回流；另外部分则用泵送到“蒸发器”(3C-6101)去。“残油蒸储塔塔底残油，实际上为重苯，主要含有氧苛、苛、蔡等，用泵排送到界区之外进一步加工。该塔塔底靠重沸器供热，以高压蒸汽作为热源。整个残油蒸储系统的真空度，靠真空单元(3X-6101)的液环真空泵提供。“真空单元”的冷却采用水冷却，而真空泵的密封液则采用苯加氢装置自身生产的“重组分”。1.2
11、.2主要设备的功用及其特点(1)粗苯过滤器一一(2)粗苯中间槽一一(3)预蒸发器一一粗苯在此器中进行预热、并部分蒸发，为了防止器内加热管壁面被聚合物堵塞，在预热器内还设立了特殊的混合喷嘴(3J-6101AE),靠这些喷嘴输送大量的循环液体，这样就可保证管的传热表面不被堵塞物粘附，并提高传热效果。换热器的管束呈垂直安装。在换热器内的气/液流动呈对称分布。如果管子被堵塞，阻力立即上升，传热效果变差。此时，就应仃运清扫管束。(4)蒸发器一一原料在适当的温度下与循环氢气混合，在该蒸发器内尽量要全部蒸发，但总是有一部分尚未蒸发而残留在器底。该残油排往“残油蒸储塔”处理。其实，该残油就是粗苯中的一些“重组
12、分”，也是必须要分离出来的。如果这部分“重组分”也带入后工序，那么会对加氢反应工序带来不利的影响。残油在“残油蒸储塔”进行“闪蒸”，塔顶所获得的轻组分又送回“蒸发器”顶部作为回流，旨在提高“蒸发器”分离轻、重组分的效果。“蒸发器”的操作压力由后续工序，即加氢反应系统的压力所决定。随着运行时间的延长，其压力也是会有所增高的。“蒸发器”的热量靠再沸器提供。为了避免杂质与高沸点聚合物堵塞，不直接在再沸器内汽化、蒸发，而是利用“预蒸发器”来的混合油气的速度，在混合喷嘴内混合后进入蒸发器。这样做的目的是可以使温度与压力均有所下降，可使通过再沸器的循环率得到提高。其实，在再沸器管束内，一部分产品的蒸发必须
13、避免，否则，管束内壁的聚合物生成量必将增加。显然，“蒸发器”的功用与结构有些特殊。在进入蒸发器之前，液体油已部分蒸发；在再沸器内的塔底油被加热，与预热了的循环气体在混合喷嘴内混合。实际上这是个很强的动态平衡，大量的液体通过再沸器进行循环。因此，在再沸器内只有很小的温升。在此需特别强调的是，再沸器必须低温操作，要避免在管束内蒸发，只有这样才能是再沸器的管束表面生成聚合物的数量最少。蒸发器设有10层浮阀塔盘。器顶设置有捕雾层，目的是捕集蒸发油气所夹带的液滴，以免进入后续装置而引起结焦。(5)预反应器一一在预反应器中，主要是要使CS?和易聚合的组分，如烯崎、苯乙烯等，在硫化态的Ni-Mo系催化剂上进
14、行加氢反应。该催化剂的活性在19024(C范围内最高。先在此进行预加氢除去这些组分，是为了避免它们在以后装置的较高温度下会发生聚合与结焦。过热的蒸发油气混合物从底部进入预反应器。在该器的催化剂床层下面设有格栅和陶瓷球，旨在除去聚合物液体。在催化剂使用过程中，如聚合物、结焦等沉积物会积累在催化剂的表面，致使催化剂的活性下降。因此，为了仍保证满足所要求的转化率，对一些控制参数就需要调整，如氢气的分压与反应温度。催化剂活性的降低，可以靠提高出反应器的温度来调整。也就是说，催化剂的活性可以根据反应器的进、出口温度差来判定，此温升至少为5o由于长期在高温下运行，催化剂的结焦程度会增加，这时就提高进口的温
15、度，但是，必须控制反应器出口的温度在240C以内。当反应器的温升低于5和反应器的出口温度达到240时，催化剂必须进行再生，使催化剂恢复活性。再生的方法是以蒸汽为载体，并通入空气，对催化剂进行“烧焦”，从而使催化剂恢复活性。需要注意的是，上述已再生的催化剂还必须在热循环气体内加入“硫化剂”DMDS,对催化剂进行“硫化”，正如像新催化剂那样需要“硫化”，使催化剂处于“硫化态”，适当降低其活性，以提高它对烯燃加成反应的选择性。(6)主反应器一一它实际上与“预反应器”一样，也是属于“固定床反应器”。其充填的催化剂是已硫化了的Co-Mo系触媒。其反应温度比“预反应器”要高，故从“预反应器”出来的油气需经
16、热交换器（3E-6101）、加热炉，假如到指定的温度进入“主反应器”的顶部。在此，于催化剂的作用下进行一系列的加氢反应：烯煌类组分被彻底加氢饱和；含硫组分、如睡吩，和含氧、含氮组分都可转化成碳氢化合物、硫化氢、水与氨等。芳香燃的加氢必须加以抑制，以减少苯煌的损失。具体的反应式如下：（在Co-Mo系催化剂的作用下）* 1烯称的加成反应:CnH2n+H2CnH2/2* 2睡吩的脱硫反应：C4H4S4H2C4H10H2S* 3加氢脱氧反应:C6H60+H2-C6H6+H20* 4加氢脱氮反应：C6H7N+H2-C6H14NH3* 5副反应芳香煌的氢化反应：C6H6+3H2-C6H12o同样，在加氢运行过程中，催化剂的表面会积累一些沉积
