操作规程FJ0514.docx
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操作规程FJ0514
第一章装置概况----------------------------------------------------------106
第一节工艺说明------------------------------------------------------106
第二节原料与产品----------------------------------------------------110
第三节装置主要操作条件----------------------------------------------114
第四节装置物料平衡--------------------------------------------------115
第五节装置工艺流程--------------------------------------------------116
第六节公用工程及辅助设施--------------------------------------------118
第七节装置节能------------------------------------------------------123
第八节化验分析------------------------------------------------------124
第九节装置内外联系--------------------------------------------------128
第二章正常操作及事故处理------------------------------------------------129
第一节基本原理------------------------------------------------------129
第二节预处理部分操作规程--------------------------------------------136
第三节重整部分操作规程----------------------------------------------144
第四节加热炉操作规程------------------------------------------------149
第五节余热锅炉操作规程----------------------------------------------155
第六节非正常操作及事故处理------------------------------------------158
第三章主要单体设备操作规程----------------------------------------------163
第一节离心泵操作规程------------------------------------------------163
第二节往复式压缩机操作规程------------------------------------------166
第三节透平、离心式压缩机操作规程
第四节计量泵操作规程------------------------------------------------177
第五节空冷风机操作规程----------------------------------------------178
第六节引风机、通风机操作规程----------------------------------------179
第七节设备润滑管理规定----------------------------------------------180
第四章安全与环保--------------------------------------------------------188
第一节总则----------------------------------------------------------188
第二节安全规程------------------------------------------------------188
第三节环保规程------------------------------------------------------200
附表一盲板一览表----------------------------------------------------204
附表二设备一览表----------------------------------------------------208
附表三安全阀一览表--------------------------------------------------217
附表四重整装置FSC工艺联锁系统说明----------------------------------230
附图一填料的装填示意图----------------------------------------------219
附图二重整装置工艺原则流程图----------------------------------------228
第一章
装置概况
1.1装置概况
本芳烃联合装置以直馏石脑油为原料,主要生产对二甲苯、邻二甲苯和苯等芳烃产品,同时还副产氢气、液化气、抽余油、戊烷、燃料气、重芳烃等。
联合装置包括预加氢、连续重整、催化剂连续再生、芳烃抽提蒸馏、苯-甲苯分离及歧化、吸附分离、二甲苯异构化、二甲苯分馏、变压吸附(PSA)和装置内公用工程等十个部分。
本装置原料为外购直馏石脑油,为了能够灵活适应原料市场,装置按两种不同的原料设计,即轻料工况(lightcase)和重料工况(heavycase)。
各装置的设计规模取两种工况下较大者,设备的设计也按较大工况选取,本文件中装置的公用工程消耗及能耗则以轻料工况(贫料)为准计算。
本联合装置主要产品公称规模为70万吨/年对二甲苯,相对应的各装置设计规模如下:
1)预加氢装置219万吨/年
2)连续重整装置183万吨/年
3)催化剂再生规模1800公斤/小时
4)抽提蒸馏装置97万吨/年
5)苯-甲苯分离及歧化装置154万吨/年
其中苯-甲苯分离部分199万吨/年
6)吸附分离装置317万吨/年
7)异构化装置246万吨/年
8)二甲苯分馏装置408万吨/年
9)变压吸附(PSA)88164Nm3/h
年开工时间∶8400小时;本装置生产班制按四班三倒制。
本联合装置连续重整单元所选用的技术路线分别如下:
1)预加氢装置:
采用法国AXENS公司的工艺,催化剂采用抚研院的FH-40A/B催化剂;
2)连续重整装置:
采用法国AXENS公司的超低压连续重整工艺及AR-501催化剂,平均反应压力0.35MPa,重整油分馏部分设脱戊烷塔及C4/C5分馏塔,重整油C5+馏份辛烷值为RON105;
3)变压吸附(PSA)装置:
采用成都华西化工科技股份有限公司的变压吸附(VPSA)工艺及系列吸附剂。
1.1.3原料及产品
本装置按两种不同的原料设计,即轻料工况和重料工况。
两种工况下原料消耗及
产品量详见下表。
名称
数量,万t/a
(lightcase)
数量,万t/a
(heavycase)
去向或用途
对二甲苯
70
70
基本化工原料,外卖
邻二甲苯
10
10
基本化工原料,外卖
苯
38.70
23.60
基本化工原料,外卖
氢气
4.20
4.20
外卖
抽余油
23.20
10.10
外卖
液化气
9.40
5.80
外卖
戊烷
38.10
16.40
外卖
重芳烃
0.90
3.30
作为本装置燃料油
燃料气
24.80
20.10
作为本装置燃料
1.1.4设备概况
主要设备台数汇总
1.1.5技术及设备引进内容
本着尽量节省投资,缩短项目的建设周期的原则,本项目建设物资将尽可能立足国内解决,仅除专利技术外,引进部分关键设备和仪表以及专利商指定的专门设备,其它设备全部立足国内,具体引进内容列于下表。
引进技术及设备一览表
1.2装置组成
芳烃联合装置连续重整单元包括预加氢、连续重整、催化剂连续再生、变压吸附(PSA)四套工艺装置。
1.3工艺流程简述
1.3.1总工艺流程
预处理装置的作用是通过石脑油加氢及汽提脱去其中的硫、氮、砷、铅、铜、烯烃和水等杂质,为重整装置提供合格的精制石脑油。
预加氢原料为外购直馏石脑油。
连续重整装置的作用是通过石脑油中环烷烃的脱氢和烷烃的环化脱氢等反应生成芳烃,并付产含氢气体;重整装置中设有脱戊烷塔脱去重整生成油中的C5-馏分;设有C4/C5分离塔将脱戊烷塔顶及拔头油中的C5-馏分分离为戊烷及液化气。
重整装置产氢少部分作为单元内预加氢的补充氢,同时为联合装置的歧化、异构化等单元补充氢气,其余部分气体经变压吸附(PSA)提纯后作为产品外卖。
变压吸附(PSA)装置的作用是提纯氢气,采用的是变压吸附的方法。
1.3.2预加氢装置
1)工艺方案
预加氢装置采用全馏分加氢,先汽提、后分馏的流程,拔头油送至重整装置C4/C5分离塔分离出C5馏份和液化气;精制石脑油送至连续重整装置。
2)工艺流程简述
外购直馏石脑油由罐区先进预加氢进料缓冲罐,经预加氢进料泵升压后与从预加氢循环氢压缩机出来的含氢气体混合,经与预加氢产物换热和加热炉加热至反应温度后进入预加氢反应器。
在催化剂作用下,石脑油中的硫化物、氮化物及不饱和烃与氢气反应生成硫化氢、氨及饱和烃,金属杂质则吸附在催化剂上。
为了防止氯化物结盐堵塞,设有脱氯反应器。
反应产物与进料换热并冷凝冷却后进入预加氢气液分离罐进行气液分离,罐顶含氢气体返回预加氢循环压缩机入口增压循环使用。
罐底液体送入汽提塔,脱除油中的硫、氮、水等杂质。
汽提塔顶产物经空冷器及水冷器冷凝冷却后进入汽提塔回流罐,部分H2S、NH3随罐顶气体排出,进入装置燃料气管网;水从罐底水包排出,罐底液体经回流泵升压后全部作为回流打回汽提塔顶,汽提塔底油经与汽提塔进料换热并经一个汞保护床层除去原料中的汞后进入石脑油分馏塔,塔顶产物经空冷器冷凝冷却后进入回流罐,部分轻组分进入装置燃料气管网,罐底液体一部分经回流泵升压后作为回流打回石脑油分馏塔顶,另一部分作为拔头油经泵送至重整装置C4/C5分离塔分离出C5馏份和液化气;塔底的精制石脑油经泵升压并与汽提塔进料换热后,作为重整反应进料送入连续重整装置。
汽提塔重沸热源一部分来自于预加氢进料加热炉对流段,不足部分由中压蒸汽补充。
石脑油分馏塔采用低压蒸汽作为重沸器热源。
预加氢采用循环氢流程。
反应过程耗氢很少,少量从重整装置来的含氢气体补到预加氢循环压缩机分液罐入口,正常操作时没有外排氢,必要时通过分程控制补充氢量和预加氢产物分离罐顶外排气量来控制预加氢产物分离罐的压力。
1.3.3重整装置
1)工艺方案
连续重整装置采用超低压连续重整工艺,平均反应压力0.35MPa,重整生成油辛烷值为RON105;重整反应加热炉采用四合一加热炉,对流段用于发生3.5MPa(g)蒸汽;重整产氢经脱氯以后,除作为本联合装置的用氢外,其余部分经过变压吸附(PSA)装置提纯到99.9%(v)后,送出装置,氢气出装置的压力为2.1MPa(g);C5-馏份与预处理装置的拔头油一起经C4/C5分离塔分离为C5馏份和液化气,分别作为产品送出装置。
C6+馏份送入下游二甲苯分馏装置进一步分离。
2)工艺流程简述
由预加氢部分来的精制石脑油与重整循环氢压缩机来的循环氢气混合后,经与重整反应生成物换热并经进料加热炉加热后,进入重整第一反应器上部,在反应器内与自上而下流动的催化剂径向接触进行反应,然后经中心管由第一反应器下部去第一中间加热炉加热,再进入第二反应器、第三反应器、第四反应器及各中间加热炉。
由于重整反应是吸热反应,在反应的过程中,反应物料温度不断下降,为了使反应得以充分进行,设置了四台反应器及四台加热炉,以便进行“接力”加热。
重整反应器内装有重整催化剂,精制石脑油在平均反应压力为0.35MPa(g)的临氢条件下进行反应。
从最后一个反应器出来的反应产物进入重整进料换热器,与反应进料换热并经表面蒸发空冷器冷凝冷却后进入重整产物分离罐进行气液分离。
罐顶气体经循环氢压缩机升压后,一部分作为循环氢返回重整反应部分;其余气体即重整产氢经过冷凝冷却及增压机入口分液罐分液后进入两级增压压缩的重整氢增压机,压缩后的含氢气体与重整产物分离罐底来的并经泵升压后的液相重整产物混合,混合物经空冷器、换热器及冷冻器冷凝冷却后进入再接触罐。
从再接触罐分出的气体为重整富氢气体,经脱氯处理后,其中少部分作为反应器之间催化剂提升氢,还有一部分作为预加氢、歧化、异构化补充氢,剩余部分作为产氢送至变压吸附(PSA)装置进行提纯。
再接触罐底液体与脱戊烷塔顶回流罐顶来的气体混合后进入液化气吸收罐以吸收气体中的液化气。
液化气吸收罐顶气体为燃料气,排入装置内燃料气管网;液化气吸收罐底液体经泵升压并与脱戊烷塔底物料换热后送入脱氯罐以吸附重整油中的微量无机氯。
脱氯后的重整油与歧化稳定塔顶来的物料及异构化脱庚烷塔顶来的物料混合后进入脱戊烷塔。
脱戊烷塔顶物料经空冷器及水冷器冷凝冷却后进入塔顶回流罐,罐顶气体与再接触罐底液体混合进入液化气吸收罐。
回流罐底液体一部分作为回流泵送至塔顶,另一部分送至C4/C5分离塔进一步分离戊烷及液化气。
脱戊烷塔底油即C6+馏份与进料换热后,送入下游二甲苯分馏装置进一步分离。
脱戊烷塔顶轻烃与预加氢石脑油分离塔顶拔头油混合并与C4/C5分离塔底物料换热后进入C4/C5分离塔。
塔顶物料经空冷器冷凝冷却后进入塔顶回流罐,罐顶气体排入装置燃料气管网,回流罐底液体经泵升压后,一部分作为回流送至塔顶,另一部分作为液化气产品送出装置。
C4/C5分离塔底油即戊烷与进料换热并经水冷器冷却后,作为产品送出装置。
脱戊烷塔采用3.5MPag蒸汽加热,C4/C5分离塔采用1.0MPag蒸汽加热。
1.3.4催化剂再生
催化剂可以在装置反应部分不停工的条件下从反应器进入再生器进行再生,再生后的催化剂再返回反应器循环使用。
1)再生回路
在催化剂再生回路中,自再生气循环压缩机出口来的再生气体分为两部分,主体部分用于两段烧焦。
含0.8%(V)O2的再生气体经过与烧焦产物气体换热,电加热器加热后进入再生器。
烧焦气体首先预热进入再生器烧焦区的催化剂,然后流经一段烧焦区的径向床层后在中心管处汇合送出再生器,在再生器外与空气及急冷气混合以调节二段烧焦区入口的氧含量和温度,然后再送回再生器二段烧焦区。
该股烧焦气体氧含量为0.8%(V),流经二段烧焦区床层后在中心管处汇合送出再生器,与烧焦进料换热器换热后与换完热后的氧氯化区出口气混合,再与再生气循环压缩机出口的部分循环气、碱液循环泵来的碱液混合,经水冷器冷却后进入洗涤罐处理,以去除混合气体中的HC1、CO2等物质。
经过洗涤和干燥的气体回到再生气循环压缩机升压后循环使用。
自再生气循环压缩机出口来的小部分气体,与氧氯化区出口气换热后分成两股,一股气体先经注水泵注水以保持适当湿度,并经氧氯化电加热器升温至氧氯化区的操作温度,再经注氯泵注入氯化物后进入再生器的氧氯化区。
另一股气体和干燥空气混合,混合气体含9%(V)O2,经焙烧电加热器加热后自再生器底部进入再生器焙烧区。
氧氯化区的气体及焙烧用的气体在氧氯化区进行混合。
因此氧氯化区的气体是由两部分组成的:
(1)约50%的气体是经过焙烧区的气体;
(2)约50%的气体是自再生循环压缩机来的注有氯化物和水的气体。
2)催化剂循环回路
各反应器下部均设有下部料斗和提升器,顶上设有上部料斗。
再生器上部设有缓冲罐和闭锁料斗,下部也设有下部料斗和提升器。
催化剂依次从一反到二反、三反、四反都是通过含氢气体提升输送的,从四反底部至再生器顶部以及从再生器底部至一反顶部的催化剂是通过氮气提升输送的。
在各反应器和再生器内,催化剂通过重力自上而下流动。
待生催化剂从四反底部经N2提升进入上部缓冲罐,通过重力由上部缓冲罐进入闭锁料斗,然后进入再生器进行再生;再生后的新鲜催化剂从再生器底部用N2提升至一反上部料斗,催化剂通过重力流经一反顶部的还原罐,用高纯度的H2在一定温度下对催化剂进行还原;还原后的催化剂通过重力流至一反,从而完成催化剂待生、再生、还原的全过程。
催化剂的输送是由一次气体和二次气体共同完成的。
在保证总提升气体量恒定的前提下,一次气体只起提升作用,而二次气体起控制催化剂提升量的作用。
3)再生隔断和安全联锁系统
a)为了防止反应系统的烃类进入N2提升系统和还原罐,在四反底部和一反顶部的上部料斗和还原罐之间设置了特殊的自动隔离阀,通过程序来控制此阀的关闭以防止事故的发生。
b)为了防止再生系统的O2含量进入N2提升系统,在再生器下部料斗和提升器之间的密封料腿上设置了特殊的自动隔离阀,通过程序来控制此阀的关闭以防止事故的发生。
c)为了保证再生系统安全操作,在反应器四反下部料斗和再生器下部料斗上都设置了密封气体以保证下部料斗压力比上部反应器和再生器的压力稍高,同时比下部提升器的压力也稍高,当密封气体流量低于某一数值,联锁程序将自动关闭隔断阀,使再生系统与反应系统隔断。
1.3.5变压吸附(PSA)
采用10-2-6V变压吸附(PSA)工艺流程,即:
装置的十个吸附塔中有二个
吸附塔始终处于同时进料吸附的状态。
其吸附和再生工艺过程由吸附、连续6次均压降压、逆放、抽真空、连续6次均压升压和产品气升压等步骤组成。
具体过程简述如下:
a.吸附过程
压力为2.2MPa(表压)左右,温度40℃的原料气自装置外来,首先经过原料混合分液罐分离掉其中的液滴,再自塔底进入正处于吸附状态的吸附塔(同时有2个吸附塔处于吸附状态)内。
在多种吸附剂的依次选择吸附下,其中的H2O、C1~C6、等杂质被吸附下来,未被吸附的氢气作为产品从塔顶流出,经压力调节系统稳压后送出界区。
其中H2纯度大于99.9%,压力大于2.1MPa(G)。
当被吸附杂质的传质区前沿(称为吸附前沿)到达床层出口预留段时,关掉该吸附塔的原料气进料阀和产品气出口阀,停止吸附。
吸附床开始转入再生过程。
b.均压降压过程
这是在吸附过程结束后,顺着吸附方向将塔内的较高压力的氢气放入其它已完成再生的较低压力吸附塔的过程,该过程不仅是降压过程,更是回收床层死空间氢气的过程,本流程共包括了六次连续的均压降压过程,因而可保证氢气的充分回收。
c.逆放过程
在均压降压过程结束后,吸附前沿已达到床层出口。
这时,逆着吸附方向将吸附塔压力降至0.02Mpa左右,此时被吸附的杂质开始从吸附剂中大量解吸出来,逆放解吸气进逆放解吸气缓冲罐。
d.真空再生过程
在逆放过程全部结束后,为使吸附剂得到彻底的再生,用真空泵逆着吸附方向对吸附床层进行抽真空,进一步降低杂质组分的分压,使吸附剂得以彻底再生,真空解吸气去解吸气混合罐。
所有的解吸气经过混合后经解吸气压缩机压缩到0.5MPa(G),去燃气管网。
e.均压升压过程
在真空再生过程完成后,用来自其它吸附塔的较高压力氢气依次对该吸附塔进行升压,这一过程与均压降压过程相对应,不仅是升压过程,而且更是回收其它塔的床层死空间氢气的过程,本流程共包括了连续六次均压升压过程。
f.产品气升压过程
在六次均压升压过程完成后,为了使吸附塔可以平稳地切换至下一次吸附并保证产品纯度在这一过程中不发生波动,需要通过升压调节阀缓慢而平稳地用产品氢气将吸附塔压力升至吸附压力。
经这一过程后吸附塔便完成了一个完整的“吸附-再生”循环,又为下一次吸附做好了准备。
十个吸附塔交替进行以上的吸附、再生操作(始终有二个吸附塔处于吸附状态)即可实现气体的连续分离与提纯。
1.4主要操作条件
1.4.1预处理装置
设计负荷219万吨/年
空速(LHSV)6h-1
氢油比(体积比)80~200
反应分液罐压力1.8MPa(g)
反应温度(入口)280-320℃
2)连续重整装置
设计负荷183万吨/年
空速(WHSV)1.8h-1(轻料工况)/1.5(重料工况)
氢油分子比(H2/HC)2.5(轻料工况)/3.0(重料工况)
平均反应压力0.35MPa(g)
平均反应温度(入口)WAIT528℃(轻料工况)/519℃(重料工况)
催化剂AR-501
催化剂再生规模1800kg/h
C5+RON105.0
纯氢产率3.77%(wt)(轻料工况)/3.80(重料工况)
芳烃产率70%(wt)(轻料工况)/78%(wt)(重料工况)
1.5物料平衡
专利商提供的设计文件中上下游装置的物料不完全匹配,本物料平衡是对专
利商的物料数据略加调整后得到的,以便保证整个联合装置物料平衡的一致性。
1.5.1轻料工况物料平衡
1)联合装置总物料平衡
1)联合装置总物料平衡
项目
名称
kg/h
t/d
万t/a
原料
直馏石脑油
261,074
6,265.8
219.3
补充解吸剂
8
0.2
0.01
合计
261,082
6,266.0
219.31
产品
对二甲苯
83,333
2,000.0
70.0
邻二甲苯
11,905
285.7
10.0
苯
46,076
1,105.8
38.7
氢气
5,056
121.3
4.2
非芳烃抽余油
27,568
661.6
23.2
液化气
11,154
267.7
9.4
戊烷
45,406
1,089.7
38.1
重芳烃
1,026
24.6
0.9
燃料气
29,537
708.9
24.8
重整催化剂还原耗氢
21
0.5
0.0
合计
261,082
6,265.5
219.3
预处理装置物料平衡
项目
名称
kg/h
t/d
104t/a
进
料
直馏石脑油
261,074
6,265.8
219.3
含氢气体
229
5.5
0.2
合计
261,303
6,271.3
219.5
出
料
精制石脑油
217,996
5,231.9
183.1
拔头油
40,437
970.5
34.0
燃料气
2,870
68.9
2.4
合计
261,303
6,271.3
219.5
连续重整装置物料平衡
项目
物料名称
kg/h
t/d
104t/a
进
料
直馏重石脑油
217,996
5,231.9
183.1
粗苯自歧化汽提塔
10,968
263.2
9.2
轻烃自异构化来
10,524
252.6
8.8
拔头油自预处理装置来
40,437
970.5
34.0
合计
279,925
6,718.2
235.1
出
料
重整生成油至二甲苯分馏装置
200,126
4,803.0
168.1
戊烷
45,406
1,089.7
38.1
液化气
11,154
267.7
9.4
含氢气体
18,747
449.9
15.7
(其中纯氢)
燃料气
4,492
107.8
3.8
合计
279,925
6,718.2
235.1
催化剂连续再
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