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15 万吨年芳烃抽提装置扩能改造 程旭东( 化学工程) 指导教师：王芳珠副教授 李晓鸥副教授 摘要 大连石化公司1 5 万吨年芳烃抽提装置于2 0 0 1 年1 1 月投产系采用石油化工 科学研究院的环丁砜抽提蒸馏工艺。它采用重整c b 馏份作为原料，包括原料预分 馏、抽提精馏、溶剂回收、溶剂再生和苯产品精制五个部分。原设计进料量1 7 9 t h 。 进料含苯4 0 。而实际进料苯含量只有3 0 左右进料苯含量与设计值相差较大， 装置处于超负荷运行状态出现操作波动，助溶剂消耗量增加等现象。此外，原设 计的个别设备存在明显缺陷也使装置处理量和产品质量出现问题。2 0 0 5 年3 月 份进行了第一次停工检修并进行了扩能改造。通过分析第一周期运行情况，确定了 装置的主要瓶颈在于脱g 塔和抽提蒸馏塔。使用p r oi i 化工模拟软件对脱厶塔进 行了重新核算。通过新增空冷和压力分程控制系统提高了脱g 塔的处理量和芳烃 抽提原料稳定性。通过芳烃抽提过程专有模拟软件和水力学计算对抽提蒸馏塔内部 结构进行了重新设计。更换c - 5 0 1 的l 2 0 层塔盘，开孔率由4 7 8 增加至6 7 9 ：更换c - 5 0 1 的2 8 7 0 层塔盘开孔率由6 1 6 增加至8 6 7 。水力学计算还 表明原溶剂同收塔可以满足改造后的要求。此外还更换了一些冷换设备并对一些关 键控制点进行了改造。2 0 0 5 年5 月1 6 日、1 7 日对扩能改造后的装置进行了一次全 面技术标定。结果表明此次改造达到了预期的目标，装置处理量增加到了2 0 ，5 t h ， 苯纯度达到9 9 9 ，非芳舍苯小于l ，操作平稳率提高，产品质鼍稳定，助溶剂 消耗减小。 关键词：芳烃抽提装置，扩能改造，抽提蒸馏 i l l c a p a c i t ye x p a n s i o nr e v a m p i n go f a0 1 5 m t a a r o m a t i c se x t r a c t i o nu n i t c h e n gx u d o n g o i r e c t d jb yp r o f e s s o rw a n g f a n g - z h ua n dl ix i a n o u a b s t r a c t t h eo 15 m f f aa r o m a t i c se x t r a c t i o nu n i to fd a l i a np e t r o c h e m i c a lc o m p a n yp u t i n t op r o d u c t i o ni nn o v e m b e r , 2 0 0 1 nu s e st h es u l f o l a n ee x t r a c t i o nd i s t i l l a t i o n ( s e d ) t e c h n o l o g yd e v e l o p e db yr e s e a r c hi n s t i t u t eo fp e t r o l e u mp r o c e s s i n g ( r i p p ) i tc o n t a i n sf i v ep a r t s ：p r e f r a c t i o n a t i o n ，e x t r a c t i o nd i s t i l l a t i o n , s o l v e n t r e c o v e r y , s o l v e n tr e g e n e r a t i o na n dp r o d u c t i o nr e f m e t h eo r i g i n a ld e s i g n e d c a p a c i t yo ft h eu n i ti s 17 ，9 t ha n dt h ef e e dc o n t a i n s4 0 b e n z e n e h o w e v e r , t h e a c t u a lf e e dc o n t a i n sa b o u t3 0 b e n z e n e ，w h i c hi sm u c hl e s st h a nt h ed e s i g n e d v a l u e t h e r e f o r e ，t h eu n i to p e r a t e sa tt h eo v e r l o a ds t a t e ，t h e o p e r a t i o n a l f l u c t u a t i o no c c u r so f t e n , t h ec o n s u m p t i o no ft h ea d d i t i v es o l v e n ti n c r e a s e s f u r t h e r m o r e ，t h ee v i d e n td e s i g n e dd i s f i g u r e m e n t si ns e v e r a le q u i p m e n t sh a d a d v e r s ei m p a c t so nt h ec a p a c i t yo ft h eu n i ta n dt h eq u a l i t yo f p r o d u c t c a p a c i t y e x p a n s i o nr e v a m p i n go ft h eu n i tw a sc a r r i e do u tw h e ni tw a ss h u t d o w na n d o v e r h a u l e di nm a r c h , 2 0 0 5 i ti sf o u n df r o mt h ea n a l y s i so ft h eo p e r a t i o n a l b e h a v i o ra tt h ef a s tp e r i o dt h a tt h et e c h n i c a lb o t t l e n e c k sw e r ef o c u s e di nt h ec 6 s p l i tt o w e ra n de x t r a c t i o nd i s t i l l a t i o nt o w e lt h ec 6s p l i tt o w e rw a sr e - c a l c u l a t e d v b yp r oi i ，t h es i m u l a t i o ns o f t w a r ei nc h e m i c a le n g i n e e r i n g t h ec a p a c i t yo ft h e c 6s p l i tt o w e ra n dt h es t a b i l i t yo ft h ef e e df o ra r o m a t i c se x t r a c t i o na r eb o t h i m p r o v e dw i t ha s s e m b l yo fa nm r - c o o l e r sa n dap r e s s u r ec o n t r o ls y s t e m t h e i n n e rc o n f i g u r a t i o no ft h ee x t r a c t i o nd i s t i l l a t i o nt o w e rw a sr e d e s i g n e dv i at h e t e c h n i c a ls i m u l a t i o na n dh y d r a u l i c sc a l c u l a t i o n a f t e rr e p l a c i n gt h et r a y sf r o m 1 “t o2 0 m ，2 8 t i it o7 0 咖，t h ep e r c e n t a g e so fo p e na r e ai n c r e a s e df r o m4 7 8 t o 6 7 9 a n df r o m6 1 6 t o8 6 7 r e s p e c t i v e l y h y d r a u l i c sc a l c u l a t i o na l s o i n d i c a t e dt h a tt h ep r i m a r ys o l v e n tr e c o v e r yt o w e rc o u l dm e e tt h er e q u i r e m e n t s a f t e rr e v a m p i n g b e s i d e s ，s o m eh e a te x c h a n g e r sw e r er e p l a c e da n ds o m ek e y c o n t r o lp o i n t sr e d e s i g n e d t h eu n i tw a st e s t i f i e di nm a y1 6 1 7 ，2 0 0 5 t h er e p o r t s h o w e dt h a tt h er e v a m p i n ga c h i e v e st h ep r e c o n c e r t e dg o a l ss u c c e s s f u l l y t h e c a p a c i t yi n c r e a s e st o2 0 5 t h aa n dt h ep u r i t yo fb e n z e n er e a c h e st o9 9 9 t h e r a f f i n a t eo i lc o n t a i n e sl e s st h a n1 o fb e n z e n e m o r e o v e r , t h eu n i to p e r a t e s s m o o t h l y , t h ep r o d u c tq u a l i t ys t a b i l i z e s ，t h ec o n s u m p t i o no ft h ea d d i t i v es o l v e n t d e c r e a s e s k e yw o r d s ：a r o m a t i c se x t r a c t i o nu n i t ，c a p a c i t ye x p a n s i o nr e v a m p i n g ， e x t r a c t i o nd i s t i l l a t i o n v l 独创性声明 本人声明所呈交的论文是我个人在导师指导下进行的研究工作及 取得的研究成果。尽我所知，除了文中特别加以标注和致谢的地方外， 论文中不包含其他人已经发表或撰写过的研究成果，也不包含为获得中 国石油大学或其它教育机构的学位或证书而使用过的材料。与我一同工 作的同志对本研究所做的任何贡献均己在论文中作了明确的说明并表 示了谢意。 签名：掣地身砷年月上日 关于论文使用授权的说明 本人完全了解中国石油大学有关保留、使用学位论文的规定，即： 学校有权保留送交论文的复印件及电子版，允许论文被查阅和借阅：学 校可以公布论文的全部或部分内容，可以采用影印、缩印或其他复制手 段保存论文。 ( 保密论文在解密后应遵守此规定) 学生签名：车啡砷年月s - 日 导师签名：易as 日 印。 牛 饬争 丑 中国石油大学( 华东) 工程硕士学位论文第1 章前言 1 1 芳烃抽提工艺现状 第1 章前言 芳烃是重要的石油化工原料，其中以苯、甲苯、二甲苯尤为重要，广 泛应用于合成橡胶、合成树脂、合成纤维的生产，同时也是合成洗涤剂、 增塑剂、炸药、染料和农药等工业的原料。苯的生产方法有多种，其中来 自催化重整和裂解汽油的苯各占世界苯总产量的3 8 ，甲苯歧化占1 3 ， 甲苯加氢脱烷基化占6 ，另外还有5 来自焦化工艺“1 。连续重整装置生 产的高辛烷值汽油一般含有5 1 0 的苯。一方面，纯苯是重要的化工原料， 具有较好的市场需求；另一方面，随着环保对燃料质量要求的提高，要求 汽油中苯含量小于2 5 ( v ) 很快还将过渡到1 o ( v ) 0 3 。因此，开发投 资低、操作费用低的芳烃( 苯) 抽提技术，具有显著的经济效益和社会效益。 由于芳烃和非芳烃可能因沸点相近形成共沸液，因而有必要利用抽提 技术回收b t x ( 苯、甲苯、二甲苯) 产品。现有的芳烃抽提技术有液液抽提 工艺和抽提蒸馏工艺。虽然可以采用液液抽提工艺回收苯但过程相对比 较复杂、投资较高、操作费用也比较高。与液液抽提相比，抽提蒸馏( e d a ) 工艺具有流程简单、投资省、操作费用低等优点比较适合从高苯含量的 窄馏分原料中回收纯苯“。 已工业化的芳烃抽提工艺有s u l f o l a n e 工艺、t e t r a 工艺及m o r p h i y 1 a n e 工艺等，所用溶剂有环丁砜、甘醇、n 一甲基吡咯烷酮等。 目前应用最广泛的是以环丁砜为溶剂的s a l f o l a n e 工艺。u o p 称其最新 的s a l f o l a n e 工艺采用抽提蒸馏和液液抽提相结合的工艺，可使用更广泛 中国石油大学( 华东) 工程硕士学位论文第1 章前言 的原料，同时回收c b g 芳烃。u o p 最近还开发了c a r o m 芳烃抽提工艺，采 用溶剂是在四乙二醇醚中加入一种称为c a r o m 的溶剂。以此工艺改造现有 s a l f o l a n e 和t e t r a 工艺可使生产能力分别提高4 0 和5 0 ，且能耗有较 大幅度的下降。迄今为止，大部分芳烃抽提装置仍采用单一溶剂分离沸点接 近的组分。但g t c 技术公司开发的抽提蒸馏工艺则采用一神专用的高选择 性和高处理能力的混合溶剂，从全馏分重整油中将芳烃分离出来，而不需 要预分离。2 0 0 0 年韩国l c r - c a l t e x 石油公司己采用该工艺建成了世界最大 单系列芳烃抽提装置，以重整油为原料每年可生产苯2 3 2 万吨，甲苯5 5 4 万吨，苯和甲苯回收率均在9 9 9 以上，纯度均在9 9 9 9 以上；当g 芳 烃回收率为1 0 0 时，纯度可达9 9 5 。由于液液抽提需要4 台分离塔， 而抽提蒸馏只需两台分离塔，因而投资费用节省2 5 。据称，一台重整油 处理量为1 5 万桶天的g t c - - b t x 抽提蒸馏装置的投资费用为1 2 0 0 万美元 n 】 德国u h d e 公司开发的专用m o r p h y l a n e 抽提蒸馏工艺是长期以来回收 芳烃的一种有效而经济的方法，其产品纯度为9 9 9 9 9 ，收率超过9 9 9 。 一般工艺采用两只塔：一只抽提蒸馏塔解吸非芳烃并将芳烃吸收到溶剂中 另一只汽提塔用于分离溶剂和芳烃，来自汽提塔底用过的溶剂循环回抽提 蒸馏塔。1 9 7 2 年以来，世界范围内已设计和建造了5 0 多套两塔抽提蒸馏装 置。为了进一步降低操作和投资费用，近年来u h d e 开发了单塔抽提蒸馏技 术。该单塔工艺将抽提蒸馏塔和汽提塔合并成一只塔，采用外部的再沸器 加热塔底物流，还将两台冷凝器合并成一台冷凝器，一内置的竖式壁将塔 体分成几个室，整只塔包括5 个互连的蒸馏工序即从非芳烃中移除痕量 溶剂的溶剂回收、精馏、汽提、从芳烃中移除痕量溶剂的侧线精馏以及溶 剂抽提。这类内部连接的塔的热力学优势在于可降低2 0 的能耗即每生产 2 中国石油大学( 华东) 工程硕士学位论文第i 章前言 1 吨芳烃可节省约4 8 m w h 或1 0 0k g 蒸汽。由于塔结构的紧凑，减少了很多 泵、回流液储罐及其它设备，使投资费用节省了2 0 2 5 。改进的u h d e m o r p h y l a n e 工艺于2 0 0 4 年1 0 月在德国g e l s e n k i r c h e n 地区a r a l 芳烃股份 有限公司投运的甲苯回收装置上首次实现工业应用。该装置以全流程加氢 的焦炉轻油( c o l o ) 为原料生产纯甲苯，生产能力为3 万吨年，采用n 一 甲酰基吗啉( n f m ) 作溶剂，产品纯度超过9 9 9 9 。该抽提蒸馏塔易于操 作，甚至适用于不同的进料条件和产品规格要求。 我国苯和甲苯主要来自催化重整油、裂解汽油和焦化轻油。随着石油 化工的发展，石油苯和甲苯已成为主要产品，而且苯和甲苯的重要来源是 现代化的芳烃联合装置。在芳烃抽提技术方面，中国石化石油化工科学研 究院成功开发了具有自主知识产权的芳烃抽提蒸馏技术( s e d ) ，并已分别 应用于中国石油大连分公司1 5 万吨年工业装置和上海赛科公司5 5 万吨 年工业装置。s e d 技术采用环丁砜和助溶剂c o s ，显著增强了芳烃的溶解能 力，提高了苯的收率。赛科装置的标定结果表明，在苯和甲苯的纯度不低 于9 9 9 6 和9 9 9 l 的情况下，回收率分别大于9 9 3 和9 8 7 ，达到 了世界先进水平。 1 1 1 溶剂的选择 溶剂的性能对抽提蒸馏过程的技术经济起着决定性作用。 对溶剂主要有下列几个方面的要求： ( 1 ) 有良好的选择性，能使待分离组分的活度系数增大， 挥发度。 归纳起来， 提高其相对 ( 2 ) 对待分离组分是一种良好的溶剂，在操作中不出现液液两相分离， 否则抽提蒸馏塔易突沸，操作不稳定。 3 中国石油大学( 华东) 工程硕士学位论文第1 章前言 ( 3 ) 与待分离组分有足够的沸点差，利于溶剂回收，循环使用。 ( 4 ) 溶剂热稳定性强，无腐蚀性，与组分不发生化学反应。 从目前已经投产的装置统计资料表明，可用于芳烃抽提的溶剂一共有 以下6 种：环丁砜、n 一甲酰基吗啉、n 一甲基吡咯烷酮、四甘醇、三甘醇、 二甲基亚砜。决定溶剂好坏的标准是，对芳烃的溶解性、选择性、溶剂本 身的物理性质和化学性质、溶剂的成本等几个因素的比较见表卜1 。 表1 - 1 几种溶剂的比较 注：( 1 ) s a 表示苯对环已烷在4 0 时的选择性； ( 2 ) x 。表示苯对溶剂的溶解性； ( 3 ) 价格是以国际市场的交易价为准。 由表卜1 可看出就溶解性而言，n 一甲基吡咯烷酮最好；就选择性而言， 环丁砜最好。溶剂应具有较高的沸点和密度，有利于溶剂的回收和降低溶 剂的损失，从这两点讲，环丁砜最好；而就热稳定性和化学稳定性而言， 是n 一甲酰基吗啉最好。所以总的来说环丁砜和n 一甲酰基吗啉是比较好 的两种溶剂。因为n 一甲酰基吗啉的上述指标大多数都仅次于环丁砜，溶 解性仅次于n 一甲基毗咯烷酮，但它的价格最贵。因此抽提蒸馏中使用最 广泛的溶剂是环丁砜。环丁砜溶剂溶解能力强、选择性好、分离容易、溶 4 中国石油大学( 华东) 工程硕士学位论文第1 章前言 剂损耗少、无毒价廉，并能从芳烃原料中经济、高回收率地获取高纯度芳 烃，现已被广泛采用旧。截至2 0 0 3 年世界上己建成投产的2 5 0 多套芳烃抽 提装置中，以环丁砜技术建成的装置已达到近2 0 0 套嘲。 n 甲酰基吗啉( n ) 或环丁砜( s u l ) 单独作为抽提燕馏溶剂，在处理高 芳烃含量( 7 0 ) 的原料是适宜的，但当芳烃含量降低至5 0 以下时，过 程的经济性很快变差。究其原因主要有两点：一是溶剂对非芳烃的溶解 性能差，容易在抽提蒸馏塔内造成分层，使操作不容易稳定，虽可采用较 大的溶剂比( 如溶剂比7 8 ) 来避免分层，但能耗无疑会上升。二是由于 受到溶剂热分解温度的限制，不得不允许贫溶剂中带有少量的苯来降低溶 剂回收的温度，这样就有一部分苯于抽提蒸馏塔顶随非芳烃采出，从而降 低了苯的回收宰，且所得到的非芳烃不能作为6 号溶剂油。此外，从很多 方面己经证实采用n b m 或s u l 与少量的水配伍也不能解决上述两个问题。 为了解决环丁砜及n f m 用做低芳烃含量原料的抽提蒸馏溶剂的问题。 石油化工科学研究院从增加溶剂对非芳烃的溶解性、同时又不显著影响溶 剂的选择性入手，进行了大量的实验及模拟计算研究工作。最近，筛选出了 一种较为理想的助溶剂( c o s ) ，该助溶剂本身以及与常用芳烃抽提溶剂配伍 具有如下特点： ( 1 ) 沸点适中与s u l 或n f m 配伍性好； ( 2 ) 配伍后的双溶剂溶解性能大大改善，且基本不影响选择性； ( 3 ) 热稳定性极好，在使用的温度范围不分解； ( 4 ) 价廉易得。 采用不同温度下芳烃及非芳烃在溶剂中无限稀释的活度系数y 来计算 溶解性和选择性。对组分i 与j 定义：溶解能力x i 1 y 选择性s 。 - x i x ，表1 - 2 列出了环丁砜及环丁砜c o s 双溶剂对环己烷及苯的溶解性 5 中国石油大学( 华东) 工程硕士学位论文第l 章前言 及选择性数据。 表i - 2s u l 及双溶剂的溶解性及选择性 由表i - 9 - 可以看出，不同温度下，s u l 对苯( b e n ) 环己烷( c h ) 的选择性 略优于含c o s 的双溶剂。但双溶剂对苯和环己烷的溶解性显著大于单一的 s u l 溶剂。这就是说如果采用环丁砜+ c 0 s 作为抽提蒸馏的溶剂，所需要的 溶剂比将显著降低。因此环丁砜+ c 0 s 的复合溶剂成为苯抽提蒸馏工艺的首 选溶剂。 i 1 2 两种工艺比较 以大连石化公司1 5 万吨年芳烃抽提装置为设计基础，表卜3 比较了 环丁砜抽提蒸馏( s e d ) 工艺和环丁砜液液抽提( s l e ) 工艺的技术经济指标“1 。 由表i - 3 可以看出从建设投资来看，采用抽提蒸馏工艺较液液抽提工 艺减少5 台塔系，设备总台数减少1 7 台左右，节省建设投资约2 0 0 0 万元。 从消耗指标看，抽提蒸馏工艺较液液抽提工艺能耗、物耗显著降低，尤其 蒸汽消耗减少2 5 左右，可显著降低操作费用。从产品质量及收率来看，两 种工艺的苯产品质量均满足国家优级品标准，环丁砜抽提蒸馏工艺与液液 抽提工艺的苯产品收率高，可达到9 9 5 以上，其非芳烃产品可满足生产 6 中国石油大学( 华东) 工程硕士学位论文第1 章前言 6 # 溶剂油的要求。估计在一套1 5 万吨年装置上应用该工艺每年可净增利 润1 0 4 7 万元嘲。 表卜3s e d 与s l d 的比较 1 2 芳烃抽提装置扩能改造 随着石油化工及纺织工业的不断发展，世界上对芳烃的需求量不断增 加。据统计，2 0 0 2 年全球苯、甲苯，二甲苯的消费量分别为3 3 6 、1 5 0 、 2 3 3 m r ，预计2 0 0 8 年将分别达到4 2 1 、1 9 1 、3 3 5 m t ，未来5 年全球平均 年需求增长率仍维持在4 以上“”。我国大约有5 0 多套苯生产装置，总生产 能力超过2 5 0 万吨年。石油石化来源( 即重整、裂解汽油、甲苯脱烷基和 7 中国石油大学( 华东) 工程硕士学位论文第1 章前言 甲苯歧化) 大体占总产能9 0 以上，煤焦油来源大约占1 0 。2 0 0 5 年，我 国主要企业纯苯产量达3 0 6 。l 万吨，比2 0 0 4 年增长2 0 1 。其中中国石化 纯苯产量达到1 9 0 7 3 万吨，比上年增长3 3 4 6 ，约占全国总产量的6 2 3 。中国石油产量为7 0 7 9 万吨，比上年下降0 6 7 ，约占全国总产量的 2 3 1 。近几年来，中国纯苯消费增速较快，2 0 0 1 年表观消费量突破2 0 0 万吨，达到2 0 9 8 万吨，2 0 0 5 年增加到3 3 0 0 万吨。我国化学工业是纯苯 的主要消费领域，约占总消费量的7 1 ，轻工业约占2 ，医药工业约占 0 5 ，其他方面约占2 6 5 。从表l - 4 可以看出近几年我国纯苯供需均呈 上升趋势。 表1 - 4 近几年我国纯苯供需情况单位：万吨 根据我国大型石油、石化企业的新建和扩建计划，到2 0 0 6 年我国苯的 生产能力将达到4 0 0 万吨年，预计2 0 1 1 年将达到6 2 0 万吨年。由于经济 发展的需要，纯苯下游产品生产装置不断扩建和新建，中国市场对纯苯的 需求量将会增长。通过对苯的主要下游产品苯乙烯、环己烷、苯酚、氯苯、 硝基苯、顺酐等生产能力和需求的预测，到2 0 0 6 年我国苯需求量将达到4 1 3 万吨，2 0 11 年将达到5 1 7 万吨m 。而且随着经济的发展，清洁型高辛烷值 8 中国石油大学( 华东) 工程硕士学位论文第1 章前言 汽油和乙烯的需求逐年提高。这无疑加快了重整装置以及乙烯装置的改扩 建。而芳烃抽提装置通常作为重整或者乙烯装置的下游装置，其扩能改造 也势在必行“”。 如何提高装置的生产负荷，找出并消除“瓶颈最大限度地减小改造投 资已成为扩能改造成功与否的关键。许多石化企业都在研究芳烃抽提处理 能力的提高途径。比如对芳烃抽提装置塔系进行改造达到扩能“”；6 t c 技术 公司开发的抽提蒸馏技术已在韩国得到应用，它比传统液液抽提的投资费 用可降低2 5 能耗下降1 5 “”；对全馏分芳烃抽提和部分芳烃抽提工艺路 线进行比较后找出操作难点的技术革新潮“”；以及用化工模拟软件进行扩 能设计1 ”。 总结起来，其改造类型可以分为如下几种： ( 1 ) 抽提工艺改造。使用先进工艺取代原来落后的工艺。例如中国石 油天然气股份有限公司独山子石化分公司使用s e d 工艺替代原s l d 工艺， 大大提高了装置处理能力“”。扬子石化采用环丁砜抽提蒸馏一液液抽提组 合工艺取代原环丁砜液液抽提工艺，苯、甲苯收率分别达到9 9 9 n 和9 9 1 。与采用传统的液液抽提法改造相比，不仅节省投资1 5 0 0 万元，而且能 耗降低1 5 2 4 “”。 ( 2 ) 设备改造。最主要的改造是塔系部分。例如中国石油乌鲁木齐石 化公司对芳烃抽提装置进行了技术改造，新增脱苯塔和聚结分离塔，改造 了脱戊烷塔、抽提蒸馏塔、汽提塔、抽余油水洗塔和苯塔。改造后，连续 重整生成油( 高辛烷值汽油组分) 中的苯全部被回收，石油苯产量达到9 6 吨 天，比改造前提高了9 2 “”。 ( 3 ) 工艺条件优化。例如中国石油兰州石化分公司对6 8 万吨年芳 烃抽提装置抽提塔的技术改造及工艺条件优化。在抽提塔改造方面，将第4 1 9 中国石油大学( 华东) 工程硕士学位论文第1 章前言 至第8 0 块塔板的筛孔直径由6 啪增大到7 咖，开孔率由3 7 7 0 9 6 提高 到4 6 7 6 5 。在工艺条件优化方面，将返洗比由0 。5 o 7 下降至0 5 5 0 6 5 ，将溶剂比由3 5 4 0 下降至3 0 3 5 ，将贫溶剂的温度由8 0 8 5 下调至7 0 8 0 。结果使加氢汽油的处理能力由7 5 t h 提高到1 2 o t h ， 综合能耗i r a ( 标准油) m ( 混合芳烃产品) 由3 8 0k g t 下降至3 2 0k g t ，溶 剂消耗 ( 溶剂) ( 混合芳烃产品) 由1 4 8 0k g t 下降至0 6 8 2k g t “” 1 3 本论文工作内容及技术路线 本论文主要内容为大连石化公司1 5 万吨年苯抽提精馏装置的技术改 造。论文以生产中存在的问题为切入点，详细分析了影响操作的各方面因 素，对关键设备进行工艺核算，从而确定具体的改造项目。通过改造后的 技术标定，验证了本次改造完全打到了预期效果和目的。 本次改造采用的工艺路线仍为s e d 工艺，即以环丁砜为选择性溶剂， 利用溶剂对原料中各组分相对挥发度影响的不同，通过精馏实现芳烃与非 芳烃分离。溶剂和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；芳烃富集于液相并被提 纯，于塔底排出。富集芳烃的液相进入溶剂回收塔，在塔内进行芳烃与溶 剂的分离，溶剂循环使用。s e d 工艺环丁砜+ 助溶剂的复合溶剂，增强了溶 剂体系对馏分的溶解能力。使抽提塔操作稳定，易于控制；同时加入助溶 剂后，使得溶剂回收塔在相同的操作苛刻度下，贫溶剂中的苯含量显著降 低，从而使芳烃收率明显提高。该技术具有工艺流程短，操作简单，投资 省，能耗低等优势。 本次改造设计的原料组成及原料量，较原设计有很大变化，详见表1 - 5 。 l o 中国石油大学( 华东) 工程硕士学位论文第1 章前言 表卜5 实际与原设计原料组成对比 由表卜5 可以看出，改造后装置的加工负荷将增大，同时原料的苯含 量却降低。 通过改造将达到以下目的：1 ) 提高装置加工负荷；2 ) 提高操作平稳 3 ) 提高苯收率：4 ) 降低助剂损耗。 中国石油大学( 华东) 工程硕士学位论文第2 章工艺原理及流程 2 1 工艺原理 第2 章工艺原理及流程 大连石化公司1 5 万吨年芳烃抽提装置采用环丁砜抽提蒸馏工艺，利 用溶剂对原料中各组分相对挥发度影响的不同，通过精馏实现芳烃与非芳 烃分离。溶剂和c 8 馏份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；芳烃富集于液相并被 提纯，于塔底排出。富集芳烃的液相进入溶剂回收塔，在塔内进行芳烃与 溶剂的分离，溶剂循环使用。 本工艺采用环丁砜一助溶剂的复合溶剂，增强了溶剂体系对g 馏份的溶 解能力，避免抽提蒸馏塔出现两个液相，使抽提蒸馏塔操作稳定，易于控 制：同时加入助溶剂后，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。助溶剂主要成分为邻二甲苯 ( o x ) ，少量偏三甲苯，该助溶剂具有与环丁砜配伍性好、热化学稳定性高 和不含硫、氮的特点，具有三方面显著作用；一是增加主溶剂环丁砜对烃 类的溶解能力，避免在抽提蒸馏塔内产生两个液相，从而起到稳定操作的 作用；二是降低贫溶剂中的苯含量，达到提高收率的目的；三是降低回收 塔底溶剂的热强度，避免环丁砜分解而污染产品。大连石化公司1 5 万吨 年芳烃抽提装置是该工艺的首次工业应用。 2 2 工艺流程 抽提蒸馏分离苯装置包括预分馏、抽提蒸馏、溶剂回收、溶剂再生以 1 2 中国石油大学( 华东) t 程硕士学位论文第2 章工艺原理及流程 及苯产品精制五部分。 2 2 1 预分馏 来自重整的脱戊烷油经过e 一2 l o ( 脱g 塔预热器) 向脱g 塔进料。脱 c 。塔顶气经过a 2 0 5 a b c ( 脱c 6 塔顶空冷器) 后，进入i ) - 2 1 2 ( 脱c 。塔回流 罐) 。i ) - 2 1 2 顶部气体排入燃料气管网，压力不足则补入氮气，d - 2 1 2 底油 一路经p - 2 1 i a b ( 脱c e 塔顶泵) 升压后作为回流打入脱c b 塔顶，另一路经 p z 1 3 ( 脱c 。塔顶产品泵) 送g 组分至芳烃抽提部分。脱c b 塔底油分两路， 一路经过e - 2 1 2 ( 脱g 塔底重沸器，管程为蒸汽) 加热后返回脱c 8 塔；另一 路经p - 2 1 2 a b ( 脱已塔底泵) 升压后，进e - 2 1 0 a b 的管程换热，然后经 a - 2 0 6 ( 脱c 。塔底空冷器) 及e - 2 1 i a b ( 脱g 塔底后冷器) 冷却后出装置。 2 2 2 抽提蒸馏 抽提蒸馏部分的作用是在溶剂( 环丁砜和助溶剂) 作用下，实现苯与 非芳烃分离。抽提蒸馏塔设有8 5 块浮阀塔板。 来自预分馏部分的已馏份进入抽提蒸馏塔进料缓冲罐d - 5 0 1 作为抽提 蒸馏的原料。d - 5 0 1 设有氮封和高低液位指示报警。该罐设有精制苯返回线， 在预分馏切割出的g 馏分苯含量低于3 3 ( 质量分数，正常设计值3 3 ) ， 混兑部分苯使缓冲罐中物料苯含量达到3 3 左右。抽提蒸馏原料由泵p - 5 0 1 抽出升压后在流量控制下，进入抽提蒸馏进料换热器e - 5 0 1 ，与来自p - 5 0 4 的贫溶剂换热，通过调节换热器的贫溶剂旁通量，控制进出e - 5 0 1 贫溶剂 的温度差为5 3 。换热后，抽提蒸馏原料部分汽化自第5 9 块塔板( 从上往 下) 进入抽提蒸馏塔与抽提蒸馏原料换完热的贫溶剂由贫溶剂水冷器 e - 5 0 2 冷却控温后进入f - 5 0 1 过滤器，滤去脏物后，自第1 6 块塔板进入抽 1 3 中国石油大学( 华东) 工程硕士学位论文第2 章工艺原理及流程 提蒸馏塔。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e - 5 0 2 的贫溶剂旁通量来控制。 抽提蒸馏塔塔顶压力由压力控制器通过分程控制回流罐0 - 5 0 2 通氮气 量与放空量进行调节。抽提蒸馏塔釜再沸器e - 5 0 5 采用1 9 m p a 蒸汽作加热 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8 0 ) 由定流量控制，次流股流量( 约2 0 9 6 ) 由第6 8 块灵 敏板温度与流量串级控制。在贫溶剂进料口以上设有溶剂回收段，通过项 部打入少量非芳烃回流以回收非芳烃蒸汽中的少量溶剂。塔顶蒸出的非芳 烃蒸汽( 8 9 ，5 0 k p a ) 经塔顶空冷器e a 一5 0 3 冷凝，然后经水冷器e - 5 0 4 冷却后，流入塔顶回流罐0 - 5 0 2 。回流罐0 - 5 0 2 水包正常情况下无水，但在 开工初期溶剂系统可能含有少量水，将在水包分出少量的水，自流排放。 回流罐的非芳烃经泵p 一5 0 3 抽出升压后，一部分在流量控制下作为回流打 入抽提蒸馏塔第1 块塔板，另一部分作为非芳烃副产品，在回流罐液位控 制下送出装置。抽提蒸馏塔底富溶剂由泵p - 5 0 2 自塔釜抽出，由塔底液位 和流量串级控制进入溶剂回收塔。 2 2 3 溶剂回收 抽提蒸馏塔塔釜的富溶剂进入溶剂回收塔的第2 3 块塔板，该塔共有4 2 块a d v 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蒸汽 喷射泵s j - 5 0 l 的氮气吸入量进行调节，塔底设有一个再沸器e - 5 0 8 ，采用 1 9 m p a 蒸汽作为热源，加热量由进入再沸器蒸汽流量进行控制。经过减压 蒸馏，苯以蒸汽形式从塔顶蒸出，经过塔顶空冷器队- 5 0 6 冷凝，再经水冷 器e - 5 0 7 冷却至4 0 后进入回流罐d - 5 0 3 。回流罐d - 5 0 3 水包正常情况下 无水，但在开工初期溶剂系统可能含有少量水，将在水包分出少量的水， 1 4 中国石油大学( 华东) 工程硕士学位论文第2 章工艺原理及流程 靠静压自流排出。回流罐中的苯经过泵p - 5 0 5 升压后，一部分在定流量下 作为回流打入塔的第1 块板，其余部分由回流罐液位与流量串级控制送往 白土罐换热器e - 5 1 1 。塔底加热蒸汽量与第3 6 块灵敏塔板的温度串级控制。 塔釜贫溶剂由贫溶剂泵p - 5 0 4 抽出升压，绝大部分送去e - 5 0 1 与抽提蒸馏 塔进料换热，少部分去溶剂再生罐i ) - 5 0 4 进行减压蒸发再生。 2 2 4 溶剂再生 溶剂再生罐d - 5 0 4 实际上是一个减压蒸发器，操作压力由压力控制器 控制再生罐蒸汽喷射泵s j 一5 0 2 的尾气返回量或氮气吸入量进行调节。 s j - 5 0 2 为三级蒸汽喷射泵，级间设置有中间冷凝器。溶剂再生罐i ) - 5 0 4 底 设有内插式再沸器e - 5 0 9 ，采用1 9 m f a 蒸汽做加热热源，加热量由蒸汽流 量进行调节。自贫溶剂泵p - 5 0 4 来的小股贫溶剂由再生罐液面和流量串级 控制一定流量进入再生罐进行闪蒸，罐顶蒸出的气相经水冷器e - 5 1 0 冷凝 和冷却后，凝液流入再生溶剂罐d - 5 0 6 。再生溶剂经泵p - 5 0 8 抽出，一部分 循环回i ) - 5 0 6 ，调节循环量维持罐液位恒定，其余再生溶剂送至贫溶剂泵 p - 5 0 4 的入口或抽提蒸馏塔的贫溶剂管线。罐底残渣不定期排出。 除减压再生外，还有其他措施来维持溶剂的质量。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1 9 m p a 蒸汽以避免溶 剂的局部过热。当系统中贫溶剂的p h 值下降时，可向再生溶剂罐d - 5 0 5 中 注入少量缓蚀剂( 单乙醇胺) ，调节贫溶剂的p h 值在5 0 - - 7 0 之间。 2 2 5 苯产品精制 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 中国石油大学( 华东) 工程硕士学位论文第2 章工艺原理及流程 杂质，会显著地影响到苯产品的酸洗比色指标。为了除去这些痕量杂质， 苯产品需经白土处理。从p - 5 0 7 来的苯产品在e 一5 1 1 中首先与自白土罐出 来的物料换热，再进一步通过e - 5 1 2 加热( 使用初期加热温度稍低，末期 加热到温度为1 8 0 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塔c - 5 0 3 ，脱除微量烯烃和其它杂质。白土塔由压力与 流量组成低选择控制系统控制适当的压力( 1 3 一i 5 m p a ) 以保持液相操作。 由白土塔处理后的苯产品经过水冷器e - 5 1 3 冷却至4 0 后送入苯检验罐 i ) - 5 2 1 。苯检验罐中的苯产品，每一罐经过质量检验合格后，由成品泵送出 界区。不合格产品也送出装置重新处理。 芳烃抽提工艺流程示意图如图2 1 所示，图中主要设各说明见表2 - 2 图2 - 1 芳烃抽提原则工艺流程 1 6 中国石油大学( 华东) 工程硕士学位论文第2 章工艺原理及流程 注；中a x b ，a 表示容器直径，b 表示容器的高度或长度。 2 3 工艺操作条件 芳烃抽提工艺各主要塔的操作条件见表2 3 ，从表中数据可以看出，该 工艺的操作条件比较缓和。 表2 - 3 各主要塔的操作条件 1 7 中国石油大学( 华东) 工程硕士学位论文第2 章工艺原理及流程 1 8 中国石油大学( 华东) 工程硕士学位论文第4 章扩能改造情况 第3 章装置改造前的运行情况及存在的问题 3 1 运行情况 大连石化公司2 0 0 2 年1 月首次工业应用芳烃抽提装置。开工运行的前 6 个多月，由于原料不足，装置一直处于低负荷状态下运行，仅为设计的 5 5 左右，2 0 0 2 年1 月2 0 0 2 年5 月期间的生产操作情况如表3 - 1 所示。 表3 - 1 前半年生产情况 由表3 - 1 可见，所生产苯产品质量较好，能满足设计要求。苯收率及 非芳含苯与设计要求相差较大，在溶剂系统助溶剂到位( 术1 0 9 6 ) 的情况下， 苯收率为9 5 左右，在系统中助溶剂含量低时，苯收率更低，仅8 0 左右， 远低于工艺包设计及合同保证的9 9 9 6 收率。 1 9 中国石油大学( 华东) 工程硕士学位论文第4 章扩能改造情况 3 2 存在的问题 根据对装置调整的观察和操作记录，分析其原因，主要有以下几方面： ( 1 ) i 艺参数的影响：能够影响苯收率的工艺参数有贫溶剂入塔温度、 灵敏板温度、溶剂比、助溶剂含量和贫溶剂中苯含量。其中贫溶剂中苯含 量是最直接最关键的因素。从操作分析记录看，前4 个参数基本达到设计 值，但贫溶剂中苯含量参数却远远未达到设计值。贫溶剂中苯含量设计值 为0 1 ，而操作过程中实际分析数据为1 1 ( 助溶剂l o ，1 月1 日分析 结果) 或5 1 ( 助溶剂3 5 ，5 月2 7 日分析结果) ，相差1 个数量级。这 是目前苯收率低的直接原因。 ( 2 ) 设备因素：在苯抽提装置运转期间，有关设备问题一直存在一个 异常现象，回收塔再沸器e 5 0 8 循环不好，主要表现一是再沸器出口温度与 塔釜温度温差1 5 ，该再沸器为一次通过型，理论温差为零，相应热偶已 校，排除了测量仪表原因，那么温差过大的可能原因有回收塔塔釜隔板漏 或者e 5 0 8 阻力过大；二是回收塔塔釜需要高液位操作，塔釜液位低于9 0 9 6 ， 易造成e 5 0 8 不能正常循环，出现。死料”情况。上述现象在开工初期就出 现过，随着运转时间的增加，此情况越来越恶化。如果塔釜隔板正常，那 么塔釜液位对一次通过型再沸器操作不会有任何影响，而如果塔釜隔板漏， 隔板与塔釜相通，那么隔板液位随塔釜液位降低到一定程度时。就不能提 供足够推动力使再沸器运转。从另一角度看，抽提蒸馏塔和回收塔塔釜结 构及再沸器采用相同设计，抽提蒸馏塔未出现上述两种情况，操作正常， 可排除结构设计方面问题。因此根据以上情况分析，回收塔塔釜隔板漏的 可能性较大。如果回收塔塔釜隔板漏，会造成塔釜贫溶剂中苯含量高，影 响苯收率及非芳烃含苯，这是根本原因。因全厂汽油平衡问题，一旦将苯 中国石油大学( 华东) 工程硕士学位论文第4 章扩能改造情况 抽提装置停工处理上述设备问题，汽油苯含量将会超标，影响汽油出厂 综上可以归纳出如下问题： 3 2 1 原料含苯量低，负荷提不上去 c 5 0 1 设计进料量为1 7 9 t h ，非芳烃含量6 0 ，而实际c 5 0 1 进料中非 芳烃含量约6 8 ，此组成下设计满负荷进料量为1 5 8 t h ，1 4 t h 进料量相 当于8 8 设计负荷。故该塔负荷无法达到设计的进料量。 3 2 2 操作不平稳，易出现“托塔”现象 非芳含量高，导致抽提蒸馏塔气相通量增加。灵敏板温度低于1 2 0 c 时， 非芳烃进入塔底段，当进入再沸器后非芳烃容易汽化，汽化量急剧增加， 容易引发托塔现象。 3 2 3e 5 0 5 负荷增加，苯产品质量难以保证 非芳含量高于设计值1 0 ，抽提蒸馏塔底加热