1碳九加氢工艺流程Word下载.docx
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第十节低压系统气密
第十一节反应系统气密标准
第十二节碳九加氢催化剂性质及保护与再生
第十三节催化剂装填准备和催化剂装填
第十四节催化剂系统干燥及氢气气密
第十五节二段催化剂硫化
第十六节一段反应器催化剂干燥及氢活化
第十七节引原料粗碳九芳烃开车步骤
第五章岗位操作法
第一节操作控制要点及注意事项
第二节工艺控制条件
第三节装置事故处理
第四节正常停车程序
第六章导热油炉
第七章地面火炬操作说明
第一节自动点火方式
第二节手动点火方式
第三节蒸汽阀
第四节氮气阀
第五节操作维护手册
第六节定期检修维护
一.装置简述:
本装置建设规模为7万吨/年碳九芳烃加氢,年开工8000小时,采用两段加氢固定床一次通过式加氢工艺,体积空速2.2h-1,系统压力2.6-3.0MPa。
装置由分馏部分、反应部分、脱硫部分、压缩机四个单元/组成,所用加氢原料为裂解碳九芳烃组分含有较多的硫化物、氮化物、氧化物等杂质和部分不饱和烃,这些物质的存在使油品性质变坏,因而使产品达不到要求。
必须将这些不饱和烃饱和,并脱除硫、氮、氧化合物杂质,同时提高产品的质量。
二.工艺特点
1.本装置采用两段加氢,一段加氢反应将双烯饱和,防止二段反应结焦。
二段加氢反应将芳烃饱和,脱除S、N、O2和杂质。
2.采用二段加氢炉前混氢,较好解决了反应进料和加热炉炉管易结焦问题。
3.采用深度加氢脱硫工艺,产品最终硫含量小于50ppm
表-1中石化天津分公司粗碳九芳烃性质
分析工程
质量指标
实测结果
实验方法
含硫量mg/m³
≤100
0.3
SH/T0253
初馏点℃
≥120
132.5
GB/6536
终馏点℃
≤240
248.5
20℃密度kg/m³
880.0
GB/2018
NAwt%
0.46
UOP
BZwt%
0.01
TOLwt%
0.08
EBwt%
0.05
PXwt%
0.04
MXwt%
0.10
IPBwt%
1.40
OXwt%
3.78
NPBwt%
3.76
1,3,5-TMBwt%
5.43
1,2,4-TMBwt%
27.89
1,2,3-TMBwt%
7.48
MEBwt%
27.24
Pndanewt%
1.16
C10A
21.12
芳含量wt%
100.00
胶质mg/100ml
31.1
表-2中沙粗碳九芳烃性质
C5,%<
质量分数)
C6-C8非芳烃%<
实测
1.70
0.68
SH/T0714
苯,%<
0.00
甲苯,%<
0.07
二甲苯,%<
0.50
乙苯,%<
苯乙烯,%<
2.00
C8芳烃,%<
≤3
2.5
C9及以上,%<
95.05
初馏点,℃
140.2
ASTMD86
10%,℃
167.2
30%,℃
167.5
50%,℃
170.7
70%,℃
177.0
90%,℃
203.6
终馏点%,℃
224.1
20℃kg/m³
944.8
硫含量mg/m³
氢气组成
纯度>
90%
CO+CO2<
10ppm
H2O<
压力≮0.11MPa
产品规格
双烯值≤0.2gI2/100g油
总硫≤50ppm
溴价按实际原料
第三节工艺流程简述
一.轻重分离部分
来自罐区的粗碳九芳烃在一定的流量下进入加氢进料<
F1-101)过滤后的物料流入<
I-101A)换热器管程同塔<
T-101)顶换热后进入<
T-101)轻重分离。
来自导热油炉F-102的导热油经过重沸<
E-101AB)和塔<
T-101)油换热在一定的温度下将塔<
T-101)的油加热,上升到塔顶的轻组分和塔顶换热器<
E-101A)的壳程油换热后进入到塔<
T-101)顶冷却器,冷却后进入塔顶回流罐<
V-101)中,回流罐顶尾气由真空泵<
P-101AB)来控制塔顶的真空度。
回流罐的液体由回流泵<
P-102AB)采出一路径<
P1C-104)控制去塔顶控制塔顶浓度。
另一路液体由回流泵<
P-102AB)送去加氢原料缓冲罐做加氢原料。
轻重分离塔液由底泵(P-101AB>
采出,经碳十芳烃冷却<
I-103)后进入碳十芳烃罐。
二.反应部分
来自轻重分离塔顶回流罐的碳九芳烃进入加氢原料缓冲罐<
V-102)内。
经加氢原料泵<
P-101AB)抽出,与来自新氢压缩机<
K-101AB)的新氢混合,并先后进入加氢二段反应产物原料换热器<
E-107)壳程,与二段反应器出口反应物,换热后进入一段加氢反应器<
R-101)催化剂床层,同时完成一段加氢反应过程,流出反应器<
R-101)的反应产物依次进入<
E-106/AB,E-105/AB)的壳程,与二段反应器出口反应产物,换热后进入二段反应加热炉<
F-101)加热。
加热后的混合物料自上而下穿过二段反应器<
R-102)上下催化剂床层,同时完成二段加氢各反应过程。
流出反应器<
R-102)的反应产物依次进入E-105/AB,E-106/AB,E-107管程同进料换热。
换热完毕后再进入冷却器(E-108/AB>
进一步冷却到40℃以下,进入高压分离器<
V-103)进行汽液分离。
分离的循环氢由高压分离器顶排至循环氢缓冲罐。
液体物料经L1C-107控制进入低压分离器<
V-104)含硫废水经界控控制界面后送出装置。
为避免反应生成的硫化氢、氨及氯化氢在低温下形成硫氢化氨,氯化氨结晶堵塞管线和设备,在冷却器<
E-108AB)或二段反应产物换热器<
E-106/AB)前注入高压软水。
高压软水来自高压注水泵<
P-106),注意高压注水时要间断注水。
进入低压分离器<
V-104)的物料再次分离出溶解于其中的含硫瓦斯气,分离出的瓦斯气去干气脱硫反应器<
R-103)脱硫,液体物料送至汽提塔<
T-102)汽提脱硫。
三.汽提与脱硫部分
1.汽提脱硫:
来自低压分离器<
V-104)的液体物料分别经低压分油产品换热器<
E-111/AB)换热升温后进入汽提塔<
T-102)内。
来自导热油炉<
F-102)的导热油由F1C-114控制流量进入重沸器<
E-110)与塔底油换热,上升到塔顶的油气经塔顶冷却器<
E-109)冷却,冷却后的油回塔内,瓦斯气经冷却后去硫反应器<
R-103)脱硫。
汽提塔塔底液由精制碳九芳烃泵<
P-105/AB)采出,经低分油产品换热器<
E-111/AB)和精制碳九芳烃冷却器<
E-112)冷却后送至罐区。
2.干气脱硫
来自轻重分离塔回流罐<
V-101)汽提塔顶和低压分离器<
V-104)顶的干气共同进入干气脱硫反应器<
R-103)脱硫,脱除硫化氢的干气进入瓦斯管网。
四.压缩机部分
1.新氢压缩机
来自盐化的新氢进入本公司的气柜<
ST-101)缓冲,缓冲后进入压缩机入口分液缓冲罐<
V-106)进入压缩机<
K-101/AB)入口,一级压缩后,降温分液后进入二级压缩降温分液,再次进入三级压缩降温分液,又一次进入四级压缩送入加氢高压系统,用于反应所需的新氢和补充氢,以保证循环氢氢气纯度其中另一路经冷却器<
E-113)降温返回新氢压缩机入口缓冲分液罐,用于调节补充新氢流量和压力。
2.循环氢压缩机
来自反应系统的循环氢,进入循环氢压缩机入口分液缓冲罐<
V-105)经压缩机<
K-102/AB)压缩,送至反应产物换热器<
E-106AB)亮程入口与一段加氢反应器<
R-101)产物混合后进入二段反应系统,反应完毕后由高压分离器<
V-103)分离出来,再循环往复使用。
压缩机出口另一路循环氢接引至反应器<
R-102)冷氢盘入口,用于调解反应器<
R-102)床层超温控制。
一.反应条件
1.一段反应条件R-101
催化剂KLSH-02
操作压力<
MPa)2.6-3.0
末期压差<
MPa)≤0.5
入口温度<
℃)初期:
入口温度:
40-45℃
出口温度:
70-75℃
末期:
60-110℃
≤150℃
进料量:
8.75t/h
氢油比≥30
空速Ch-12.2
再生条件:
浓度小于450℃
2.二段反应条件R-102
入口压力MPa3.4
入口温度℃初期250-270
末期300-320
出口温度℃初期≤310
末期≤350
氢油比新鲜进料<
体积比)600-800
3.反应进料加热炉<
F-101)
操作条件:
入口压力<
MPa)3.5
入口温度℃255
出口温度℃265
4.轻重分离塔<
T-1010)
塔顶压力<
MPa)0.04
塔顶浓度<
℃)140
进料温度<
℃)133
5.硫化氢汽提塔<
T-102)
MPa)0.12
塔顶温度<
℃)93
℃)130
塔底温度<
℃)180
6.冷高分离器<
V-103)
操作温度<
℃)40
7.冷低压分离器<
V-104)
MPa)0.6
物料平衡
工程
收率%<
wt)
数量kg/h
进料
粗碳九芳烃
100
8750.00
氢气
0.7
61.25
合计
100.7
8811.25
出料
气体
0.84
73.86
碳九芳烃
80.00
70000.00
碳十芳烃
19.86
1737.39
100.70
加氢装置具有高温、高压、临氢、易爆、有毒、设备腐蚀严重等特点,在开停工中,步骤多,流程改动频繁,因此在装置范围内加强安全,消防管理,是保证装置长、满
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