苯抽提装置工艺技术资料.docx
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苯抽提装置工艺技术资料
第一章装置概况
一、概述
随着国民经济的发展和环保意识的加强,国家对石化产品的质量要求越来越高。
2009年底,我国将在全国范围内执行汽油国Ⅲ排放标准。
国Ⅲ排放标准中不仅要求汽油中的硫含量<150ppm,而且要求汽油中芳烃的含量≯42%,其中苯含量要求≯1.0%。
中国石化股份有限公司茂名分公司120万吨/年连续重整装置已于2006年8月投产,产出的稳定汽油芳烃总含量高达75%以上,其中苯含量3.5%以上,作为汽油调和组份,这将使茂名分公司出厂的汽油质量达不到国Ⅲ排放标准中要求的汽油质量(苯含量≯1.0%),到时将有大部分重整生成油不能调合格的汽油出厂。
因此,为满足2009年底国家执行国Ⅲ汽油质量标准,茂名分公司新上一套22万吨/年的苯抽提装置,一方面可以解决重整汽油调和组份中苯含量过高无法出厂的问题,改善产品质量,进一步提高茂名分公司的市场竞争力,另一方面因苯产品在市场上有良好的销量和较好的价格,可为公司赢得丰厚的利润。
二、设计依据
2.1《中国石化茂名分公司22万吨/年苯抽提装置可行性研究报告》(2008年10月)
2.2关于《中国石化茂名分公司22万吨/年苯抽提装置可行性研究报告》的批复(石化股份计[2008]474号)(2008年12月)
2.3《中国石化茂名分公司22万吨/年苯抽提装置工艺包设计》(2009年2月)
2.4《中国石化茂名分公司22万吨/年苯抽提装置基础设计》委托书(2008年11月)
三、装置概况
中国石化股份有限公司茂名分公司22万吨/年苯抽提装置属于汽油质量升级的装置之一。
该装置以重整稳定汽油为原料,生产苯、C6非芳烃、戊烷油、高辛烷值汽油组分,是公司汽油产品质量升级达标的重要装置之一。
3.1装置原料
本装置原料为120万吨/年连续重整装置(简称1#连续重整)的稳定汽油。
3.2装置产品
装置产品为苯、C6非芳烃、戊烷油、高辛烷值汽油组分。
3.3装置规模
以脱C6塔进料计:
108.46万吨/年,135.575吨/小时
以抽提蒸馏塔进料计:
22.16万吨/年,27.7吨/小时
本装置系连续生产,年开工时数为8000小时。
操作弹性:
60%~110%。
3.4装置建设性质:
新建
3.5装置组成及设计范围、分工
3.5.1本项目基础设计包括两部分,一是22万吨/年苯抽提装置主体部分,主要由预分馏和抽提蒸馏两部分组成;二是界区外的系统配套工程部分。
变配电所、控制室、办公室均与180万吨/年蜡油加氢精制装置共用,不再新建。
3.5.2设计分工
本装置按上述范围内的工程基础设计阶段由茂名瑞派石化工程有限公司完成。
装置内工程设计分工详见表。
单元号
单元名称
负责设计单位
1001
预分馏部分
瑞派石化工程公司设计
2002
抽提蒸馏部分
石油化工科学研究院(RIPP)提供工艺包瑞派石化工程公司设计
2003
界区内公用工程部分
瑞派石化工程公司设计
3.6装置平面布置:
新建的22万吨/年苯抽提装置位于炼油厂中部,7号路的北面,10号路的西面,装置北面为1号常减压,东面为催化原料罐区,西面为PX装置预留地。
界区占地呈矩形,面积5000平方米,南北长80米,东西宽62.5米。
3.7设计原则
遵照《中国石化茂名分公司22万吨/年苯抽提装置可行性研究报告》的批复规定,针对本项目的具体情况,基础设计遵照以下原则进行:
3.7.1在技术路线上选取了石油化工科学研究院开发的抽提蒸馏工艺,它代表了国内目前最先进的芳烃抽提技术。
3.7.2充分依托原有的公用工程条件,整体优化工程设计;
3.7.3设备布置按“流程顺畅、紧凑布置”的原则,采用露天布置有效地减少装置用地和建设投资,并考虑美观。
3.7.4装置设计采用可靠的安全技术,压力设备设置安全阀,有毒可燃气体放空去火炬等,严格执行国家现有的有关安全法规。
3.7.5三废治理要做到同时设计、同时施工、同时投产,并考虑环保的综合治理。
四、工艺设计技术方案
4.1工艺流程、能量回收的设计原则
4.1.1预分馏部分
工艺流程设计中采取如下措施保证装置操作平稳、产品质量好、收率高和能耗低:
预分馏部分采用先脱C6,然后再脱C5的流程,并采用脱C6塔底物流作为脱C5塔的热源,不仅降低了能耗,而且减小了脱C5塔的塔径,节约了投资;
4.1.2抽提蒸馏部分
抽提蒸馏部分采用北京石油化工科学研究院的专有技术—抽提蒸馏工艺,采用该工艺,可实现高效率高纯度的回收苯产品的目的。
该部分由北京石油化工科学研究院提供工艺包。
1)采用最新的环丁砜溶剂的萃取精馏工艺,流程简单、投资省、能耗物耗低;
2)本工艺的技术关键是通过参数的优化配置,将抽提蒸馏塔设计在临界互溶区工作,最大限度发挥溶剂的溶解性和选择性,达到高收率和高纯度的目的;
3)设置苯蒸发塔确保苯产品的质量,并且利用贫溶剂为热源,没有增加能耗,大大延长白土使用寿命;
4)优化的换热流程,贫溶剂多次换热,充分回收装置余热,降低能耗。
4.2工艺技术特点
4.2.1预分馏部分采用先脱C6,然后再脱C5的流程,并采用脱C6塔底物流作为脱C5塔的热源,可最大限度减少操作费用,节约能耗。
4.2.2抽提蒸馏部分流程短,操作简便。
装置只需两塔操作,即抽提蒸馏塔和溶剂回收塔,而不需要抽余油水洗塔及水汽提塔。
4.2.3抽提蒸馏所使用的溶剂含水量低,溶剂损耗小,对设备无腐蚀性。
4.2.4溶剂性能优越,选择性高,不含碱氮。
不会对下游使用沸石催化剂的工艺造成致命的催化剂中毒。
4.2.5产品收率高,质量好。
4.2.6由于溶剂的选择性高,溶剂循环比更低,主要设备尺寸较小,且设备数量较少,因此,投资成本更低。
同时,占地面积小,溶剂初装和备用比较少。
五、装置自动化控制水平
5.1自动化控制水平
装置自动控制的目的是保持操作平稳,保证产量、回收率及产品质量的稳定,从而使装置安全地朝着装置效益最大化的方向操作。
本装置采用DCS进行监视和控制。
工艺过程的主要参数被送入DCS进行控制、记录、显示和报警,并将主要机泵的运行状态送入DCS监视,对可燃气体报警信号亦送入DCS进行报警显示。
根据本装置的工艺特点,仪表控制方案设计以成熟的单参数定值控制为主,部分采用串级控制、比值控制、分程控制。
本装置共有约30个控制回路,120多个检测点(不含现场表)。
5.2自动化控制方案
本装置预分馏部分采用经典的精馏塔控制方案。
5.2.1抽提蒸馏部分主要为抽提蒸馏塔,控制方案如下:
1)进塔原料流量定值控制;进塔原料温度采用双阀分程控制方案,通过调节换热器贫溶剂旁通量控制。
2)进塔贫溶剂流量根据原料进料量按一定比值进行比值控制。
进塔贫溶剂温度采用双阀分程控制方案,通过调节水冷器贫溶剂旁通量控制。
3)塔底供热量由塔底再沸器加热主蒸汽流量定值控制;其灵敏板温度与小股蒸汽流量(约为总量的5~10%)串级控制,通过微调蒸汽量适应原料组成的波动,凝水罐液位通过调节凝水排出量控制。
4)塔底液位与塔底排出量串级控制,采用均匀调节方案,使回收塔进料流量较平稳。
5)抽提蒸馏塔塔顶回流量定值控制。
6)塔顶回流罐液位通过调节非芳出装置量控制。
5.2.2溶剂回收塔部分控制方案如下:
1)溶剂回收塔在负压下操作,塔顶残压通过调节干式真空泵抽气量来控制。
2)塔顶回流量定值控制。
3)塔顶回流罐液位与芳烃采出量串级控制。
4)塔底供热量由塔底再沸器加热蒸汽凝水流量与塔底温度串级控制。
六、主要设备选型说明
6.1设备概括
本装置无特殊专用设备及专利设备,不需要指定厂家制造,也没有特殊控制系统。
专利商将在工艺包设计阶段给出详细的设备规格书。
本装置主要工艺设备共有90台,包括塔、换热器、空冷器、容器和泵等,见表1-1。
表1-1主要工艺设备
设备类型
台数
塔
5
换热器
20
空冷器
5
罐
20
泵
42
过滤器
1
合计
90
6.2主要设备选择
6.2.1塔设备采用高效板式塔,不仅节省设备投资,而且保证长周期运行稳定;
6.2.2抽提蒸馏塔采用多段开孔设计,塔板效率高;
6.2.3输送含芳烃物流及溶剂物流采用无泄漏泵,既环保又减少了物料损失;
6.2.4抽真空系统采用干式真空泵,能耗低,无污染。
第二章工艺原理和工艺流程
第一节工艺原理
环丁砜抽提蒸馏从重整汽油中制取芳烃产品是一个物理分离过程,包括预分馏、抽提蒸馏和溶剂回收和溶剂再生四个部分。
预分馏是利用普通蒸馏对原料油进行馏分切割。
环丁砜抽提蒸馏是以环丁砜为选择性溶剂,利用溶剂对苯馏分中各组分相对挥发度影响的不同,通过萃取精馏实现苯与非芳烃分离的过程。
在溶剂环丁砜的作用下,相同碳数的烷烃(P)、环烷烃(N)和芳烃(A)的相对挥发度依次为αP>αN>αA。
与液液抽提相比,抽提蒸馏易于脱除轻质非芳,相对而言难于脱除重质非芳烃。
溶剂和苯馏分在抽提蒸馏塔接触形成气液两相,由于溶剂与芳烃的作用力更强,使非芳烃富集于气相,于塔顶排出;苯富集于液相并被提纯,于塔底排出。
富集苯的液相进入溶剂回收塔,在塔内进行苯与溶剂的分离,溶剂循环使用。
本工艺采用环丁砜-水的复合溶剂,将抽提蒸馏设计在临界互溶区工作,抽提蒸馏塔操作稳定,易于控制;同时加入水作为助溶剂后,使得溶剂回收塔在相同的操作苛刻度下,贫溶剂中苯含量显著降低,从而显著提高芳烃收率。
第二节工艺流程
一、各塔器的作用
抽提蒸馏装置界区内包括2台塔器:
抽提蒸馏塔和溶剂回收塔。
1)抽提蒸馏塔(T201):
该塔是利用溶剂分离苯和非芳烃的主要设备,溶剂与进料烃类在塔内进行多级抽提精馏,塔内为汽液两相操作。
溶剂和C6馏分分别由塔的上部和中部进入,塔的顶段(溶剂进料口以上)为溶剂回收段,塔的中段为抽提精馏段,下段为芳烃提浓段。
塔顶得到非芳烃,塔底得到含高纯芳烃的富溶剂。
2)溶剂回收塔(T202):
来自抽提蒸馏塔T201塔底的富溶剂在此塔内进行减压蒸馏,分离得到苯与贫溶剂。
塔底贫溶剂经过换热后,循环回抽提蒸馏塔T201。
为保证苯产品的质量,将其送入白土罐脱除其中微量酸性物质后再进入苯蒸发塔去除少量的重组分后进入苯检验罐。
二、工艺流程
1.预分馏部分工艺流程
预分馏部分主体设备为1台脱C6塔T101和1台脱C5塔T102。
预分馏部分的原料为来自重整装置的稳定汽油。
原料首先在脱C6塔顶分出C5~C6馏分,然后在脱C5塔顶分出C5馏分,塔底分出C6馏分作为抽提进料。
来自重整装置的稳定汽油经流量计FT1001进入原料缓冲罐V103,在V103分程压控PIC1003的控制下经T101进料调节阀FV1010,然后与脱C6塔塔底重馏分在原料/重组分换热器E101A/B换热后,进入脱C6塔T101中部的第33层塔盘进料,脱C6塔为浮阀塔,设有60层浮阀塔板,靠回流罐放空和补氮分程控制来实现塔压稳定。
塔底采用2.2MPa蒸汽作为热源,加热量由第50块灵敏板温度与再沸器E102蒸汽冷凝水流量串级控制,保证塔底重馏分中苯含量较低,同时保证C5~C6馏分中不带甲苯(甲苯含量小于200mg/kg)。
经蒸馏切割,塔底C7及以上重馏分一路经再沸器E102加热后返回T101,另一路经脱C6塔釜液泵P101A/B升压后,一部分在流量控制下送至脱C5塔再沸器E104作为脱C5塔底的热源,与脱C5塔釜液换热后,再经过原料/重组分换热器E101A/B与原料换热,再经重组分冷却器E106A/B冷却到40℃后,作为高辛烷值汽油组分送出装置,另一部分在塔釜液位与流量串级控制下直接汇到原料/重馏分换热器E101A/B入口。
塔顶C5~C6气相物流(84℃,0.08MPa)在脱C6塔空冷器A101中冷凝冷却至65℃,然后进入脱C6塔回流罐V101。
回流罐中C5~C6馏分由脱C6塔回流泵P102A/B升压后,一部分由流量控制作为回流被送入脱C6塔T101塔顶,另一部分C5~C6馏分在V101液位和流量串级控制下作为脱C5塔进料。
回流罐设分水包,正常情况下无水分出。
当出现原料带水或换热器漏水等非正常情况时,分水包分出的水靠位差排放。
从脱C6塔回流泵来的C5~C6馏分先经C6馏分换热器E107与脱C5塔底油换热后进入脱C5塔T102第27层塔盘。
脱C5塔为浮阀塔,设有44层浮阀塔板,靠回流罐放空和补氮分程控制来实现塔压稳定。
塔底采用脱C6塔塔底C7及以上重馏分作为热源,加热量由FV1007控制。
经蒸馏切割,塔顶C5气相物流(80℃,0.3MPa)在脱C5塔空冷器A102中冷凝再经脱C5塔水冷器E105却至40℃,凝液进入脱C5塔回流罐V102。
回流罐中C5馏分由脱C5塔回流泵P104A/B升压后,一部分在回流罐液位和流量串级控制下作为回流被送入脱C5塔塔顶,其余C5馏分在第5块灵敏板温度和总流量串级控制下作为C5馏分产品送出装置。
脱C5塔T102塔底C6馏分一路经再沸器E104加热后返回T102,另一路经塔釜液泵P103A/B升压后,经C6馏分换热器E107与T102进料换热后,再经C6馏分冷却器E103冷却至40℃后,C6馏分在T102釜液位和流量串级控制下送入抽提蒸馏塔进料缓冲罐TK201作为抽提蒸馏部分的原料。
回流罐设分水包,正常情况下无水分出。
当出现原料带水或换热器漏水等非正常情况时,分水包分出的水靠位差排放。
2.抽提蒸馏部分工艺流程
抽提蒸馏部分可分为抽提蒸馏、溶剂回收和溶剂再生三部分。
抽提蒸馏部分的作用是在溶剂(环丁砜和水)作用下,实现苯与非芳烃分离。
来自上游预分馏部分的C6馏份进入抽提蒸馏塔进料缓冲罐TK201作为抽提蒸馏部分的原料。
TK201设有氮封和高低液位指示报警。
该罐设有苯产品返回线,在预分馏切割出的C6馏分苯含量低于25%(质量分数,正常设计值约25%)时,混兑部分苯产品使缓冲罐中物料苯含量达到25%左右,以保证抽提蒸馏塔进料组成的相对稳定,确保抽提蒸馏塔操作的平稳。
抽提蒸馏进料由抽提蒸馏塔进料泵P201A/B抽出升压后在流量控制下,进入抽提蒸馏塔原料/贫溶剂换热器E201A/B,与来自贫溶剂泵P206A/B的贫溶剂换热,通过调节贫溶剂旁通量,控制经抽提蒸馏塔原料/贫溶剂换热器E201A/B换热后贫溶剂的总温降为50℃。
换热后,抽提蒸馏原料大部分汽化自第41块塔板进入抽提蒸馏塔T201。
与抽提蒸馏原料换完热的贫溶剂由贫溶剂水冷器E202冷却后进入贫溶剂过滤器SR201,滤去脏物后,自第10块塔板进入抽提蒸馏塔,在溶剂的选择性作用下,通过萃取精馏实现芳烃与非芳烃的分离。
通过调节贫溶剂的流量,维持设定的溶剂/原料比。
贫溶剂入塔温度通过调节贫溶剂水冷器E202的旁通量来控制。
抽提蒸馏塔T201设有86块浮阀塔板。
该塔顶压力通过控制回流罐V202补充氮气量与放空量进行调节(即分程控制)。
抽提蒸馏塔再沸器E204采用2.2MPa蒸汽(由3.5MPa蒸汽减温减压而来)作加热热源,塔内蒸发量通过控制加热蒸汽量来调节。
加热蒸汽分成两股进行控制,主流股(约80%)由定流量控制,次流股流量(约20%)由第59块灵敏板温度与流量串级控制,通过微调蒸汽量适应原料组成的波动。
调节V202液位调节阀LV2003的蒸汽凝水量保持抽提蒸馏塔再沸器冷凝水罐V202的液位稳定。
在贫溶剂进料口以上设有溶剂回收段,通过顶部打入少量非芳烃回流以回收非芳烃蒸汽中的少量溶剂。
塔顶蒸出的气相非芳烃(86℃,0.05MPa)经塔顶空冷器A201冷凝,然后经水冷器E203冷却后,流入塔顶回流罐V201。
回流罐的非芳烃经泵P202A/B抽出升压后,一部分在流量控制下作为回流送入抽提蒸馏塔第1块塔板,另一部分非芳烃在回流罐液位与流量串级控制下送出装置,作为非芳烃副产品。
回流罐水包分出的水,在界面控制下送到汽提水泵P207A/B入口管线,作为汽提介质。
抽提蒸馏塔T201底富溶剂由富溶剂泵P203A/B抽出,并在塔底液位和流量串级控制下进入溶剂回收塔T202。
3.溶剂回收与再生部分工艺流程
抽提蒸馏塔塔釜的富溶剂进入溶剂回收塔T202的第26块塔板,该塔共有42块浮阀塔板,在减压下操作,塔顶残压由压力控制器控制回收塔真空泵P212A/B的抽气量及氮气补充量调节,塔底内插式再沸器E206采用2.2MPa蒸汽作为热源,加热量由再沸器气相温度与再沸器出口蒸汽凝结水流量进行串级控制。
经过减压蒸馏,苯以气相形式从塔顶蒸出,经过水冷器E205冷却至40℃后进入回流罐V203。
回流罐中的一部分苯经泵P205A/B升压后,在流量控制下送入回收塔顶作为回流,其余部分经白土罐进料泵P204A/B升压后,由回流罐液位与流量串级控制送至白土罐进料加热器E209。
回流罐V203水包中的水以及V201和V206水包过来的水,经汽提水泵P207A/B升压后,在流量控制下送到以贫溶剂为热源的汽提水换热器E207加热,加热后的汽提水送入溶剂再生罐V204底部,作为汽提蒸汽,如果V204不开工,则汽提水可以改送至溶剂回收塔T202底部。
塔釜贫溶剂由贫溶剂泵P206A/B抽出升压,绝大部分先送至汽提水换热器E207再到苯蒸发塔加热器E211最后到抽提蒸馏塔原料/贫溶剂换热器E201A/B,分别与汽提水,苯蒸发塔物料和抽提蒸馏塔进料进行换热,以便充分利用贫溶剂温度,降低装置能耗。
少部分贫溶剂去溶剂再生罐V204进行减压蒸馏再生。
溶剂再生罐V204与溶剂回收塔T202相连,操作压力由回收塔控制。
V204是一个减压蒸发器,罐底设有内插式加热器E208,采用2.2MPa蒸汽做加热热源,加热量由蒸汽凝结水流量进行调节。
自贫溶剂泵P206A/B来的小股贫溶剂在再生罐液面和流量串级控制下进入再生罐内借助汽提蒸汽进行减压蒸发再生,汽提水在罐底部进入,在罐内除去溶剂中的机械杂质和聚合物,罐顶蒸出的再生溶剂和水蒸汽直接自流回到溶剂回收塔T202下部作为汽提介质,再生罐底残渣不定期排出。
除减压蒸发再生外,还设有其它措施来维持溶剂的质量,例如:
抽提蒸馏进料缓冲罐和抽提蒸馏塔回流罐用氮气密封,以避免溶剂与空气的接触造成的氧化;抽提蒸馏塔、溶剂回收塔和溶剂再生罐的再沸器使用2.2MPa蒸汽以避免溶剂的局部过热;当系统中贫溶剂的pH值下降时,可启动单乙醇胺注入泵P218向抽提蒸馏塔T201贫溶剂进塔线注入单乙醇胺,调节贫溶剂的PH值在5.0~7.0之间。
为防止溶剂起泡,需不定期用消泡剂注入泵P217向抽提蒸馏塔T201贫溶剂进塔线注入消泡剂。
消泡剂用苯稀释。
4.苯精制部分工艺流程
经过抽提蒸馏和溶剂回收得到的苯产品中可能含有痕量的烯烃和其它杂质,会影响到苯产品的酸洗比色和中性试验的指标。
为了除去这些痕量杂质,苯产品需经白土处理。
从白土罐进料泵P204A/B来的苯产品通过用2.2MPa蒸汽做加热热源的白土罐进料加热器E209加热(使用初期加热温度稍低,末期加热到温度为180℃左右,加热量由出口温度与蒸汽凝水量串级控制),加热后的物料进入白土罐V205A/B,脱除微量烯烃和其它杂质。
白土罐由压力与流量组成低选择控制系统控制适当的压力(1.5~1.8MPa)以保持液相操作。
经过白土罐处理后的苯进入苯蒸发塔脱除其中的微量重组分。
在溶剂回收塔回流罐V203液面和苯蒸发塔进料流量串级控制下进入苯蒸发塔T203第13层塔盘,苯蒸发塔为浮阀塔,设有15层浮阀塔板,靠回流罐放空和补氮控制来实现塔压稳定。
塔底加热器E211采用贫溶剂作为热源,加热量由E211的贫溶剂旁路流量控制,以充分回收贫溶剂的余热,节约能耗。
经蒸发后,塔顶苯气相物流(83℃,0.2MPa)经苯蒸发塔冷却器E210却至40℃,然后进入苯蒸发塔回流罐V206。
回流罐中苯馏分由苯蒸发塔回流泵P209A/B升压后,在回流罐液位与流量串级控制下全打入苯蒸发塔塔顶作为回流,塔顶苯馏分也可以送回TK201。
回流罐V206水包分出的水,在界面的控制下送到汽提水泵P207A/B入口管线,与抽提蒸馏塔顶的水一起作为汽提介质。
苯产品从苯蒸发塔T203第5层塔盘抽出,经苯产品冷却器E212冷却至40℃后,按回流量的80%(可调),经苯抽出泵P210A/B升压后进入苯检验罐TK202A/B,苯检验罐中的苯产品,每一罐经过质量检验合格后,由成品泵P211A/B送出界区。
苯蒸发塔T203底少量的重组分由苯蒸发塔底泵P208间歇地输送到预分馏部分的E101A/B原料进料管线。
5.支撑设施
支撑设施包括抽提蒸馏塔进料缓冲罐TK201、苯检验罐TK202A/B、新鲜溶剂罐TK203、湿溶剂罐TK204、地下溶剂罐V207、放空罐V208和地下污油罐V209,这些罐均设氮封保护。
TK201作为抽提蒸馏塔进料缓冲罐,用以消除和减少上游操作可能带来组成、流量波动对抽提蒸馏系统的影响,同时可作为抽提蒸馏操作调整期间不合格产品储罐,避免物料大循环。
TK203用来装填新鲜溶剂环丁砜。
TK204用来储存停工时的湿溶剂以及正常生产过程中地下溶剂罐V207收集的各设备可能排放的含溶剂物流。
公用工程还包括软化水、工业水、饮用水、消防水、冷却水、含油污水和雨水收集管网、工艺废水收集管网、高压蒸汽、中压蒸汽和伴热蒸汽管网、蒸汽凝液收集管网、工业风和仪表风管网、氮气管网等。
第三章原料及产品的主要技术规格
3.1原料的规格
中国石油化工股份有限公司茂名分公司苯抽提蒸馏装置的原料为来自上游重整装置的重整汽油,原料组成见表1-1。
表1-1原料组成
项目
烷烃,w%
环烷烃,w%
芳烃,w%
合计,w%
C4
0.16
0.16
C5
3.19
3.19
C6
10.08
0.33
5.12
15.53
C7
4.70
0.35
14.17
19.22
C8
0.86
0.10
23.15
24.11
C9
0.05
0.04
37.70
37.79
合计
19.04
0.82
80.14
100.00
按照用户对产品规格的要求及芳烃抽提技术对原料杂质的限制,进入本装置边界区的原料杂质指标应满足表1-2的要求:
表1-2原料中杂质的指标
项目
指标
外观
清澈、透明、无机械杂质
水
常温下无游离水
总硫,mg/kg
<1
噻吩,mg/kg
≤0.5
颜色(Pt-Co法)
≤20
3.2产品及副产品规格
本装置的主产品是苯,其它副产品还有C5馏分、C7+馏分和C6抽余油。
业主对苯产品规格有要求,要求达到Q/SHPRD118-2007标准中石油苯优级品的质量指标。
业主对抽余油中溶剂含量及苯收率也有要求。
苯产品质量指标列于表2-1,C6非芳烃质量指标列于表2-2,C7+重组分指标列于表2-3,C5戊烷油馏分指标列于表2-4。
表2-1苯质量规格
项目
质量指标
试验方法
标准指标
厂控
指标
外观
清澈透明,无机械杂质及游离水
目测a
纯度/%(质量分数) 不小于
99.9
ASTM D4492
非芳烃含量/%(质量分数)不大于
0.10
ASTM D4492
甲苯含量/%(质量分数) 不大于
0.05
ASTM D4492
噻酚/(mg/kg) 不大于
0.6
ASTM D1685、ASTM D4735(仲裁法)
结晶点/℃不小于
5.45
5.46
GB/T3145
颜色(铂-钴色号)/号 不大于
15
GB/T3143
总硫含量/mg/kg不大于
1.0
SH/T1147、SH/T0253、SH/
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