芳烃联合装置

1、第二章 芳烃联合装置第一节 芳烃联合装置的工艺组成及工艺原理一、概述芳烃联合装置由PSA制氢装置、芳烃抽提装置、苯抽提蒸馏装置、对二甲苯（PX） 装置、中间原料及溶剂油罐区、化学药剂站六大部分组成。1、PSA 制氢装置PSA制氢装置采用西南化工研究院的PSA专利技术，利用炼油厂催化裂化干气、 PX 装置释放气为原料，生产纯度 99.99%的氢气。包括变温吸附单元（ 100#、 TSA）、 变压吸附单元（200#、PSA）、脱氧干燥单元（300#）三部分。预处理单元采用变温吸附（TSA）技术，从PX释放气中脱除C5以上高碳烃、 甲苯、乙苯等杂质，以获得净化的 PX 释放气。基本原理是利用吸附剂对

2、不同的吸附 质的选择特性和吸附能力随温度的变化而呈现差异的特性， 实现气体混合物的分离和 吸附剂的再生。变压吸附技术是以吸附剂内部表面对气体分子的物理吸附为基础，利 用吸附剂在相同压力下对不同组分的吸附能力不同和在不同压力下对同一组分的吸 附能力不同的特性进行气体分离的。2、芳烃抽提装置芳烃抽提装置采用美国UOP环丁砜工艺技术，以炼油厂重整生成油为原料，主 要产品为苯、甲苯、 6#溶剂油、橡胶工业用溶剂油。包括重整生成油预分馏单元、环 丁砜抽提单元、 B/T 精馏单元、溶剂油加氢单元四部分。重整油中的C6、C7馏分进入抽提塔中部，与塔顶流下的溶剂（第一溶剂）进行 逆向接触，抽提溶剂经抽提段和返

3、洗段从塔底部排出，此时溶剂中已经将进料中的芳 烃和少量非芳烃溶解下来（该溶剂称为富溶剂） 。为了将溶解在富溶剂中的非芳烃除 去，设置了汽提塔，利用组分间相对挥发度不同，非芳烃在汽提塔顶部蒸出，并循环 回到抽提塔返洗段进行返洗，以除去溶解在溶剂中的重质非芳烃，减轻在后面芳烃与 非芳烃的分离难度，因此可以提高产品纯度。为了保证芳烃的纯度，在汽提塔顶部引 入了一股补充溶剂（第二溶剂） ，由于这股溶剂在较高温度下进入汽提塔，因此在塔 内不消耗热量，这种方法提高了相对挥发度，也提高了芳烃与非芳烃分离的效果。3、苯抽提蒸馏装置苯抽提蒸馏装置采用中国石化集团公司北京石油化工科学研究院（RIPP）的萃取蒸馏技

4、术，生产高纯度的苯产品。包括预分馏单元、抽提蒸馏单元两部分。预分馏塔的目的是对原料进行预处理，除去 C7以上重馏分，为抽提蒸馏提供合 格的C6馏分进料。预分馏塔塔顶产品为 C6馏分，送抽提蒸馏塔作为进料，塔底为 C7 重馏分，经换热冷却后送出装置。预分馏塔重沸器热源由低压蒸汽提供，加热量由 重沸器出口凝结水流量进行控制。抽提蒸馏塔的作用是在溶剂（环丁砜和助溶剂）作用下，实现芳烃与非芳烃分离。 抽提蒸馏塔塔顶产品为非芳烃，作为非芳烃副产品送出装置，塔底产物为富含苯的溶 剂，送溶剂回收塔作为进料。抽提蒸馏塔重沸器热源由中压蒸汽提供，通过控制加热 蒸汽量来调节热负荷， 加热蒸汽分成两股进行控制， 主

5、流股（约 80%）由定流量控制， 次流股流量（约 20%）由灵敏板温度与流量串级控制。溶剂回收塔的作用是实现苯产品与溶剂的分离。 溶剂回收塔在减压下操作， 塔顶 残压由压力控制器控制回收塔蒸汽喷射泵的尾气返回量或氮气吸入量进行调节。 溶剂 回收塔塔顶产物为苯产品，经白土处理后送往苯检验罐，塔底贫溶剂大部分直接循环 使用，少部分去溶剂再生罐进行减压蒸发再生后循环使用。溶剂回收塔重沸器热源由 中压蒸汽提供，加热量由重沸器出口凝结水流量进行控制。溶剂再生罐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 喷射泵的尾气返回量或氮气吸入量进行调节。 溶剂再生罐热量由内插式溶剂再生罐加 热器提供

6、，加热热源为中压蒸汽，加热量由蒸汽凝结水流量进行调节。再生后溶剂送 至贫溶剂泵入口循环使用。溶剂再生罐罐底残渣采用不定期方式排出。4、对二甲苯装置对二甲苯装置采用美国 UOP 的专利工艺技术，主要生产纯度 99.8%的对二甲苯 （PX）产品，并富产苯、邻二甲苯（0X）、重芳烃等。包括甲苯歧化-烷基转移单元、 二甲苯异构化单元、二甲苯精馏单元、吸附分离单元四部分。甲苯歧化 -烷基转移单元采用 U0P 的 TAT0RAY 工艺，选用活性、 选择性及稳定 性较高的新一代 TA-4 催化剂，在高温作用下， 甲苯和 C9A 发生歧化和烷基转移反应， 生成目的产品苯和二甲苯。 可以通过调整甲苯和 C9A

7、的比例来实现苯和二甲苯产品的 分布。 2003 年月份催化剂进行了国产化，使用上海石油化工科学研究院自主开发的 HAT-97催化剂，该催化剂最大的特点是可以加工 3-5%的CioA，并且具有更高的选择 性和转化率。二甲苯异构化单元采用 U0P 的 IS0MAR 工艺，选用乙苯异构型 I-9K 催化剂， 在反应过程中建立限定性平衡，通过环烷烃中间体将乙苯最大限度地转化为二甲苯， 采用这种催化剂可以从混合二甲苯中获取最高产率的对二甲苯。该催化剂稳定性好， 反应压力和氢油比低，不需注氯，减少了系统腐蚀，改善了操作环境。吸附分离单元采用 U0P 的 PAREX 工艺，通过多通道旋转阀实现连续逆流接触，

8、 利用分子筛选择吸附PX，再用解吸剂对二乙基苯将 PX置换解吸，从而达到分离PX 的目的。选用最新分子筛吸附剂 ADS-27，改进吸附系统设备和优化工艺参数，增大 了吸附塔的处理能力，对二甲苯单程收率可提高到 97%，纯度达到 99.80%。二甲苯精馏单元采用精密分馏工艺， 将混合芳烃中的 C8A、 C9A 分离出来， 分别 作为原料提供给吸附分离和歧化单元，从而将联合装置各单元有机的联合起来。二甲 苯塔采用加压操作，操作压力为1.0Mpa（a）,利用塔顶和塔底高温物流分别作为其它 单元集中供热热源，多余的塔顶汽相通过蒸汽发生器发生 1.0Mpa 蒸汽，全塔的热量 均被利用，节能效果显著。5、

9、中间原料及溶剂油罐区负责芳烃联合装置的原料、 甲苯、溶剂油的收储工作。 包括中间原料油罐区、溶剂油罐区、芳烃原料罐区三部分。6化学药剂站负责化纤生产所需的醋酸、乙二醇、碱的收储工作。包括化学药 剂卸车台、化学药剂罐区两部分。二、原料、产品质量指标1、原料 重整生成油项目烷烃环烷烃芳烃C52.000.21C68.860.8910.73C76.830.5021.55C82.250.3725.92C90.390.0216.00C100.050.062.42C110.040.010.72C120.020.16合计20.442.0677.50 重整氢气组成Mol%杂质Mol ppm (=)氢气90.22

10、水15甲烷3.40氯化氢2乙烷2.80硫化氢1丙烷2.00一氧化碳5丁烷:0.78二氧化碳5戊烷以上0.80氨1 催化裂化干气组成Mol%组成Mol%氢气26.44丁烷0.21甲烷28.21丁烯0.45乙烷13.06氧气1.00乙烯13.73氮气14.33丙烷 0.20二氧化碳1.70丙烯1.12硫化氢1.05ppm2、产品 戊烷油组成含量（%）C5戊烷83.41C5环烷4.35C6烷烃12.01C6环烷0.02苯0.21合计100.00 苯（苯抽提蒸馏）项目指标颜色（Pt-Co色号），仝20密度（20 C） , kg/m878881酸洗比色，号，仝1中性试验中性纟口日日点（干基），C,=5.

11、40总硫含量 ，ppm仝2烃类杂质含量： 非芳烃含量，wt%,仝 甲苯含量，wt%,仝0.100.05铜片腐蚀通过外观透明液体，无不溶水及机械杂质馏程范围，C，仝1 （包括 80.1 ）蒸发残余物，mg/100ml,仝5 苯（芳烃抽提）项目指标颜色（Pt-Co色号），仝20比重（15.56 C /15.56 C）0.882 0.886酸洗比色，号，仝1中性试验中性纟口日日点（干基）,C,=5.45总硫含量 ，wtppm,仝1烃类杂质含量： 非芳烃含量，wt% = 甲苯含量，wt%,仝0.0200.015铜片腐蚀，通过外观透明液体，无不溶水及机械杂质馏程范围，C，仝1 （包括 80.1 ）蒸发残

12、余物，mg/100ml,仝5 苯（歧化）项目指标颜色（Pt-Co色号），仝20比重（15.56 C /15.56 C）0.882 0.886酸洗比色，号，仝1中性试验中性纟口日日点（干基）,C,=5.25总硫含量 ，wtppm,仝1烃类杂质含量： 非芳烃含量，wt%,仝 甲苯含量，wt%,仝0.350.05铜片腐蚀，通过外观透明液体，无不溶水及机械杂质馏程范围，C，仝1 （包括 80.1）蒸发残余物，mg/100ml,仝5 6#溶剂油及橡胶工业用溶剂油项目一产品6#溶剂油橡胶工业用溶剂油馏程初馏点，C,w608098%点，C，仝85110C馏出量，%，三93120 C馏出量，%，三98残留量，

13、%1.5芳烃含量，仝1.53.2溴指数，仝1000溴价，仝0.14一3密度（20 C ）, kg/m655-681色度号，w+25硫含量 ，wtppm,仝120硫含量，wt% =0.02蒸发残余物，mg/100ml，仝3油渍试验合格机械杂质及水分无无铜片腐蚀（50C, 3h）,级，仝1水溶性酸或碱无无博士试验通过 邻二甲苯项目指标颜色（Pt-Co色号），仝20酸洗比色酸层颜色不深于重铬酸钾含量为0.15g/l的标准比色液的颜色总硫含量 ，wtppm,仝1非芳烃+碳九芳烃含量，wt%,仝1.5外观清晰，无沉淀物馏程范围，c，仝2 （包括 144.4 ）蒸发残余物，mg/100ml,仝5水溶性酸或

14、碱无纯度，wt%，三95 对二甲苯项目指标颜色（Pt-Co色号），仝10酸洗比色，号，仝2纟口日日点（干基）,C,=12.95硫含量无杂质含量：NA 含量，wt%,=间二甲苯含量，wt%,仝 重芳烃含量，wt%,仝0.10.20.2外观透明液体，无不溶水及机械杂质馏程范围，c，仝2 （包括 138.4 ）纯度,wt%，仝99.80三、物料平衡1、PSA制氢装置序号物料收率，%数据Kg/hT/d4x 10 t/a进料1催化裂化干气96.5313519324.4610.822PX释放气2.623678.810.293水0.851192.860.09合计10014005336.1311.21出料1氢

15、气2.83396.29.510.322解吸气96.7613551325.2210.843反应水0.4157.81.40.05合计100.0014005336.1311.212、芳烃联合装置序号物料收率，%数据Kg/hT/d4x 10 t/a进料1重整牛成油97.0768750465055.002重整氢气2.93507549.81.66合计100708251699.856.66出料1PX37.942687564521.502苯（芳烃抽提）5.75407597.83.263苯（苯抽提蒸馏）8.726180148.24.944苯（歧化）7.525322127.84.265OX4.413125752.

16、56戊烷油2.121500361.2076#溶剂油8.335922141.64.728橡胶工业用溶剂油9.326600158.45.289轻重NA2.49155037.21.4110燃料气10.227245173.75.7911重芳烃3.182245541.80合计100.00708251699.856.66第二节PSA制氢装置工艺过程及控制一、原则流程图迓慨丰坯目-二隱i現】essaso打LMZUih.配鶴加目畀刨展X3H低圧踐妊目炜捉玉 ,一二号吟超1屣卅h氢气至刊:旳人43SSIU3/IlC301 *从歧化单元高压氢气分离罐排出的低纯度氢气，作为PSA勺原料气的一部分，先进入TSA预处理

17、系统，在预处理系统中除掉原料气中的高烃组分。TSA预处理系统主要由预处理吸附塔 A101-1、A101-2再生气加热器E101、再生气冷却器E102和13只 程控阀KV101-KV109组成。TSA预 处理系统吸附塔的工作过程按下述过程完成 (以 A101-1塔为例)：1、吸附(A):原料气从管道PG101进入，经过程控阀KV101A进入吸 附塔A101-1。在原料压力下，高烃组分被吸附剂吸附，净化气经程控阀KV102A管道PG103进入变压吸附系统。吸附过程结束后KV101A KV102A关闭。2、逆放(D):打开程控阀KV104A吸附塔A101-1的气体经管道FG105限流阀V113再生气

18、冷 却 器E102、管道FG106送出界区。当吸附塔压力w 0.2MPa打开程控阀KV106加速逆放。 逆放结束时吸附塔 A101-1的压力w 0.03MP&逆放时打开程控阀 KV107,再生气经 KV107管道FG107送出界区。逆放结束时关闭程控阀KV107。3、加热再生，打开程控阀KV103A KV104A KV106、KV108再生气加热器101的加热源是蒸 汽管网送来 的1.0MPa的蒸汽。在高温低压下，吸附剂吸附的杂质气体解吸出来被再生气体带出 吸附塔送出界区。当吸附塔出口气体温度达到70T左右，吸附剂得到彻底再生，力卩热 再生结束。4、冷吹(C):关闭程控 阀KV108及蒸汽开关

19、，开启程控阀KV109再生气 经程控阀KV109管道FG104 FG105进入吸附塔对吸附塔降温，当吸附剂达到常温时 冷吹结。关闭程控阀KV109 KV103A KV104A 5、充压(R):为了给进行下一次吸附 做准备，必须对吸附塔进行充压至吸附压力。打开程控阀KV105利用另外一只吸附塔出口的净化气经程控阀 KV105手动限流阀进入吸附塔 A101-1地其进行充压。充压 至吸附压力，关闭程控阀KV105充压结束。至此，吸附塔A101-1的一次循环完成，下一步又开始吸附步骤。吸附塔A101-2的循环步骤与吸附塔A101-1完全一样仅仅时 间错开，从而保证原料气连续进来，净化气连续输出。从界区

20、外送来的催化裂化干气进入原料气水分离罐S201,分离掉液体后经调节阀控制 后与变温吸附来的净化气一起进入变压吸附系统。吸附塔在一个循环过程中需 经过吸附 均压降 逆放 抽空及抽空冲洗 均压升 最终升压等步骤。 现以 8-3-3VP 流程的其中一个塔（ A201 1）为例对吸附塔的一个循环的工作过程进行详说明： 1、 吸附（A：原料气通过程控阀KV201 1自下而上进入A201 1塔，在0.6MPa工作压 力下吸附原料中的杂质组分，末被吸附的氢气组分，通过程控阀KV2021 流出，其中大部分作为产品输出，少部分通过调节阀HV201程控阀KV20A 2、KV20A 3、KV205 4分别向吸附塔A

21、201 2、A201 3、A201 4进行最终升压。吸附步骤完毕，关 闭程控阀 KV201 1 ， A201 1 停止进原料气。 2、一次均压降（ E1D）： A201 1 塔停止 吸附后，打开程控阀 KV20A 1、KV205- 5与刚结束二均升步骤的 A201- 5塔出口端 相连，实行第一级压力平衡，均压的A2011、A201 5两塔压力基本相等，压力约为0.43MP&此步骤回收了一部分 A201 1塔中的有用气体，一次均压降结束关闭程 控阀 KV205- 1、KV205- 5。3、二次均压降（E2D :打开程控阀 KV204- 1、KV204- 6 使A201 1塔剩余的气体通过程控阀

22、KV204- 1、KV204- 6与A201- 6塔出口端相连， 实行第二级压力平衡，至两塔压力基本相等，压力约为0.26MPa关闭程控阀KV2046。此步骤回收了一部分 A201 1塔中的有用气体。4、三次均压降（E3D :打开程 控阀KV204-7,吸附塔A201 1塔剩余的气体仍顺着出品方向通过程控阀 KV2041、 KV204 7 与刚完成程控步骤的 A201 7 塔进行第三级压力平衡。当两塔压力基本相 等，压力约为0.09MP&三次均压结束，关闭程控阀 KV204- 1。吸附塔A201- 1塔中 的有用气体得到充分的回收。5、逆向放压（D1、D2）:吸附塔A201 1三次均压结束 后

23、，开启程控阀KV203- 1、KV207A塔内剩余的气体从塔的入口端排出塔外。逆向放 压分为两步实施：第一步即压力较高的那部分通过程控阀KV203- 1、KV207A排至解吸气缓冲罐V202直至压力平衡，解吸气缓冲罐内的气体通过调节阀PV205缓慢泄放至真空泵出口；第二步，关闭程控阀KV207A开启程控阀KV208A让压力较低的那部分逆放气通过程控阀KV208A直接排至真空泵出口，逆向放压结束后吸附塔压力约为 0.03MPa左右，关闭程控阀 KV203- 1、KV208A 6、抽空冲洗（VG VP）:抽空冲洗分 两步实施：第一步（VG开启程控阀KV206- 1使吸附塔A201 1与真空泵入口相

24、连， 在抽真空条件下吸附塔 A2011 内的吸附剂吸附的杂质气体解吸出来从而吸附剂得到 再生；第二步（VF）在抽空后期短时间开启程控阀 KV20A 1,让少量粗产品气通过调 节阀HV201程控阀KV205- 1从吸附塔出口进入对吸附剂一边冲洗一边抽空，使吸附剂得到彻底再生。抽空冲洗结束后吸附塔压力约为一0.08MPQ关闭程控阀KV205- 1、 KV206- 1。真空泵抽出的气体进入解吸气缓冲罐 V203AB昆合后送出界区。7、三次均 压升（E3R:吸附塔A201- 1抽空冲洗结束后立即为下一次吸附做准备，开启程控阀 KV204 1 与吸附塔 A201 3（控制阀 KV204 3 已经打开）进

25、行第三次压力平衡，直 至两塔压力基本相等，压力约为0.09MP& 8、二次均压升（E2R:三次均压升结束后， 程控阀 KV2041 仍然打开，与吸附塔 A2014 出口端相连进行第二级平衡，吸附塔 A201- 1压力进一步升高，当二次均压结束后压力达到平衡，压力约为0.26MP&关闭程控阀KV204- 1。9、一次均压升（E1R:打开程控阀KV205- 1、KV205- 5使A201 1塔与刚完成吸附步骤的 A201- 5出口端相连，进行一次均压升，A201 6塔压力 进一步升高至两塔压力基本相等，一次均压结束后压力约为0.43MP&关闭程控阀KV20A5。10、最终升压（FH）: A2011

26、的最终升压是用粗产品气，通过调节阀HV201 程控阀KV205- 1从吸附塔出口进入A201 1,对吸附塔进行充压，最终使压力接近吸 附压力。至此，吸附塔 A201-1 的一次循环完成，下一步又开始吸附步骤。其它吸附 塔的循环步骤与吸附塔 A201-1 完全一样仅仅时间错开，从而保证原料气连续进来， 净化气连续输出。脱氧系统由脱氧预热器 E301、脱氧器R301、脱氧冷却器E302前级水分罐S301等设备组成。从吸附过程送入的粗产品氢进入脱氧预热器E301加热，加热温度要依据粗产品氢中的氧含量多少、脱氧精度要求、脱氧催化剂的活性而定。干燥系统采用 等压干燥技术，工作原理如下：1、吸附：从S30

27、1出来的气体分成两部分，主气流经调节阀FV301、四通程控阀KV301A进入A301- 1,水分被塔内的吸附剂吸收，合格 产品氢经四通程控阀KV301B产品流量计FT302调节阀PV303送入成品罐V301。2、 加热：吸附步骤结束后四通程控阀 KV301A KV301B KV301C旋转90C改变气流流向,主气流进入A301-2吸附，A301- 1进行再生。粗产品气的一部分经流量计 FT301、 四通程控阀KV301C辅肋加热器E303四通程控阀KV301B进入A301-1对人进行加 热。在加热条件下吸附的水分在后级水分离器S302进行分离排出，气体重新返回干燥入口。当A301- 1出口气体

28、温度达到70C以上，加热再生步序完成。3、冷吹：为 了下一次吸附作准备，必须把A301- 1的温度降至常温。四通程控阀KV301（旋转90C, 粗产品气的一部分流经流量计 FT301、四通程控阀KV301C KV301A进入产品干燥器 A301- 1对其冷吹降温，从 A301- 1出来的气体经四通程控阀 KV301B对A302进行加 热。从A302出来的气体经四通阀KV301C干燥器E304,冷却后的水分在后级分离罐 S302进行分离排出，气体重新返回干燥器入口。当 A301- 1出口气体温度达到常温， 冷吹步序再生完成。至此产品干燥A301- 1的一次循环完成，接下来进行下一次循环。二、主要

29、工艺指标1、TSA操作条件过程时间（min）工作压力（Mpa）吸附2400.65逆放100.65-0.02热吹2300.02冷吹2300.02终充100.02-0.65周期4802、PSA操作条件（以8-3-3VP为例）序号步骤压力（Mpa）温度（C ）时间（S）1吸附0.6401802一均降0.4340203二均降0.2640404三均降0.0940405逆放0.0340406抽空-0.0840607三均升0.0940408二均升0.2640409一均升0.43402010终充0.6240403、脱氧塔操作条件操作温度：50-120r ;压力：0.58Mpa。第三节芳烃抽提装置重整生成油预分

30、馏单元工艺过程及控制一、原则流程图(I13-C-0I30S1T/H13-P-025J3-E-043. 5T/B13-E-Qois-F-tia2. 3T/K】3-F- D 5IS-B-CS M火担中蜃蒸汽S. OT/KCG CTSS14-D-1.192 ST/H预分馏目的是将脱丁烷重整油进行切割，为抽提单元提供合格的抽提 原料。脱丁烷重整油自连续重整装置自压入（或从油品罐区送入）预分馏单元，经过进 料缓冲罐13D01、脱戊烷塔进料泵13P01A/B及脱戊塔进料/塔底出料换热器13E01后 进入脱戊塔13C01进行C5馏分的切割。戊烷馏分自13C01塔顶馏出，经过空冷13E02 冷凝后进入回流罐1

31、3D02。采用压力及压差控制方法控制 13C01和13D02的操用压 力。13D02底部的戊烷馏分经回流泵13P02A/B升压后，一部分送回13C01顶作回流， 另一部分经冷却器13E03冷却后送出装置。脱烷重整汽油自13C01塔底泵13P03A/B 抽出经13E01换热后送至重整油分馏塔13C02进行轻、重组分的切割。13C02顶馏出 物经空冷器13E05冷凝后进入回流罐13D03,该罐靠补充氮气来维持压力。13D03底 部油相经回流泵13P04A/B升压后，一部分送回13C02顶作回流，另一部分经13E09 换热及13E06冷却后作为抽提进料送入抽提单元。13C02底部物料用泵13P05A

32、/B升 压后送入二甲苯分馏单元或经开停工冷却器13E08冷却后送入中间罐区不合格储罐。、主要工艺指标位号名称温度C压力（Mpa）回流比塔顶进料塔底塔顶塔底13-C-01脱戊烷塔651121430.1930.280.16 (/F)13-C-02脱庚烷塔1061131760.040.140.49 (/F)第四节芳烃抽提装置环丁砜抽提单兀工艺过程及控制、原则流程图L4-HM低压找理I4-F-D5r(竺上飙(la 护 02 D丄344-f-06L4-5-LI% 亡m辭I水.ES|lD,1*1-1-20K-HB23TFH芳規至：1片D*9 5T/HL4-I-L9L4-C-O4 ：L4-I-(BIJ-E-

33、D5 3A-E-DG0L4-IKul|a4-F-01L4-K3?J4-D-22 rS14-D-26X至:刘巨N4K)单畑聲1VP-0T口 舔聽朋丽Bl低盗竊爾M-F-05Qo抽提单元的目的是利用溶剂对芳烃和非芳烃的溶解能力不同将抽提进料中的芳 烃和非芳烃分离开，然后用精馏的方法将芳烃分离成苯和甲苯。来自预分馏单元的抽提原料经抽提原料罐14D11，由抽提进料泵14P01A/B升压后，进入抽提塔14C01下部作为连续相，贫溶剂自抽提塔顶部进入作为分散相。由于 分散相密度较大靠重力自上而下通过筛孔分散成小液滴而与连续相均匀地逆向接触。 由于芳烃在溶剂中的溶解度大于非芳烃，所以原料中的芳烃溶解于溶剂中

34、形成富溶剂从塔底流出，不溶于溶剂的非芳烃从塔顶流出。非芳烃经非芳烃冷却器冷却后，作为分散相进入非芳烃水洗塔14C02下部，水洗 水作为连续相从塔顶进入，与分散相逆向接触。水洗后的非芳烃自塔顶流出，经非芳 烃泵14P03A/B升压后分成两部分，一部分作为上循环与进料混合，返回塔底部进行 循环，保证塔的过孔速率；另一部分送至溶剂油单元或送出装置；洗涤水从塔底流出，至水汽提塔的顶部。为了提高水洗效果，用非芳烃水洗循环泵14P02A/B从塔底侧线抽出一股洗涤水经14E02送回非芳烃水洗塔14C02底部进行下循环。从抽提塔底部流 出的富溶剂，经贫溶剂换热器14E01与贫溶剂换热后，自压入汽提塔14C03

35、的顶部， 进行抽提蒸馏。汽提塔顶馏出物经汽提塔空冷器14E19冷凝后进入汽提塔回流罐14D02,在14D02中分成油相和水相。其中水相用汽提塔顶水泵14P05A/B升压后与非芳烃水洗塔底部的洗涤水混合作为水汽提的进料，一起进入水汽提塔的顶部。油相 经抽提塔返洗泵14P06A/B升压后，进入抽提塔底部置换富溶剂中的重质非芳烃。自 汽提塔底部馏出的富溶剂经汽提塔底泵 14P04A/B升压后，作为水汽提塔重沸器14E07 的热源，换热后进入回收塔14C04的中部第16块塔板。汽提塔底由汽提塔底重沸器 14E03供热。回收塔顶馏出物经回收塔空冷器14E20冷凝后，再经回收塔后冷器14E08冷却后， 进

36、入回收塔回流罐14D04。在回流罐中分成水相和芳烃油相，水相经水洗水泵14P10A/B升压后进入非芳烃水洗塔的顶部，作为非芳烃的水洗水。油相经回收塔回 流泵14P11A/B升压后分成两部分，一部分作为回流进入回收塔的顶部。另一部分送至芳烃原料罐14D14内。回收塔底流出的贫溶剂经贫溶剂泵 14P08A/B升压后，分成 两部分，一部分送至再生塔14D03进行再生，而另一部分经回收塔中间换热器14E04和贫富溶剂换热器14E01换热后进入抽提塔顶部循环使用。另外回收塔中间抽出泵 14P07A/B从第20块板下的收集器中抽出一股物流， 经14E04与塔底贫溶剂换热后返 回第21块板。塔底由插入式重沸

37、器14E05供热。水汽提塔14C05顶部产生的含非芳的汽相与汽提顶部汽相混合后一起进入汽提 塔空冷器14E19进行冷凝。汽提水自水汽提塔重沸器14E07流出，经水汽提塔底泵14P09A/B升压后进入回收塔14C04的下部第34块板。来自水汽提重沸器14E07上部 的汽提蒸汽进入溶剂再生塔14D03底部。来自回收塔底的小股贫溶剂与来自水汽提塔重沸器上部的汽提蒸汽同时进入溶剂再生塔14D03底部，在14D03内进行一次平衡闪蒸，除去溶剂中因老化而形成的 胶质和聚合物等杂质，然后返回回收塔的底部。14D03底部产生的废溶剂不定期排掉。 塔底由插入式重沸器14E06供热。、主要工艺指标位号名称温度C压

38、力（Mpa）回流比塔顶进料塔底塔顶塔底14-C-01抽提塔884069.90.5170.814-C-02NA水洗塔4040400.2760.4414-C-03汽提塔1291121740.1060.1514-C-04回收塔69140174-0.068-0.040.3214-C-05水汽提塔112431230.050.0625第五节苯抽提蒸馏装置工艺过程及控制一、原则流程图L Rt苯抽提蒸馏单元由脱轻烃塔、预分馏塔、抽提蒸馏塔、溶剂回收塔及相应附属设施等 组成。脱轻烃塔的是对歧化单元和异构化单元来的轻烃原料进行预处理，除去其中的大部分C4以下轻组分。歧化和异构化轻烃原料经脱轻烃塔进料换热器与预分馏

39、塔底C7馏分换热后，至脱轻烃塔进料。脱轻烃塔塔顶气主要为为C5以下轻祖分，经脱轻烃塔水冷器冷凝冷却后进入脱轻烃塔回流罐，脱轻烃塔回流罐顶为燃料气产品，压控送 往燃料气管网，回流罐内液体经脱轻烃塔顶泵升压后，在回流罐液位与流量串级控制 下全部送往脱轻烃塔顶作为回流。脱轻烃塔塔底产品主要为C6以上馏分，在脱轻烃塔塔釜液位与流量串级控制下靠自压送往预分馏塔作为进料。脱轻烃塔再沸器热源由减温减压后的中压蒸汽提供，加热量由灵敏板温度和再沸器出口凝结水流量串级进行 控制。预分馏塔的目的是对原料进行预处理，除去其中的C7以上重馏分，为抽提蒸馏提供合格的C6馏分进料。自芳烃抽提来 C6C7馏分经预分馏塔进料换

40、热器与预分馏 塔塔底C7馏分产物换热后，送往预分馏塔中下部作为进料。预分馏塔塔顶气为C6馏分，依次经预分馏塔空冷器和预分馏塔水冷器冷凝冷却后，进入预分馏塔回流罐。回 流罐内液体经预分馏塔回流泵升压后，一部分在流量控制下作为回流返回预分馏塔塔 顶，其余在回流罐液位与流量串级控制下送往抽提蒸馏塔进料缓冲罐。预分馏塔塔底产物为C7以上重馏分，先经预分馏塔底泵升压，再依次与预分馏塔C6C馏分进料和脱轻烃塔进料换热，然后在在预分馏塔塔釜液位与流量串级控制下送往芳烃抽提， 与重整油分馏塔顶其余的 C6 C7 馏分混合，并经原料预热器和重整油分馏塔顶产品 冷却器冷却后送往原抽提原料罐。预分馏塔再沸器热源由减

41、温减压后的中压蒸汽提 供，加热量由灵敏板温度和再沸器出口凝结水流量串级进行控制。抽提蒸馏塔的作用是在溶剂 （环丁砜和助溶剂） 作用下 ，实现芳烃与非芳烃分离。抽提蒸馏塔进料缓冲罐内的 C6 馏份先经抽提蒸馏塔进料泵升压，再经抽提蒸馏塔原 料/贫溶剂换热器与贫溶剂换热后， 送抽提蒸馏塔下部作为进料； 自溶剂回收塔塔底来 的贫溶剂先经抽提蒸馏塔原料 /贫溶剂换热器与抽提蒸馏塔原料换热， 再经贫溶剂空冷 器进一步冷却，再经贫溶剂过滤器滤去溶剂老化物后送抽提蒸馏塔上部进料，通过调 节贫溶剂的流量，维持设定的溶剂 /原料比。抽提蒸馏塔原料 /贫溶剂换热器采用热旁 路控制，通过调节贫溶剂旁通量控制换热后贫

42、溶剂出口温度稳定，贫溶剂空冷器采用 与出口温度串级的变频调节，从而保证抽提蒸馏塔贫溶剂进料温度稳定。抽提蒸馏塔塔顶气为非芳烃， 依次经抽提蒸馏塔空冷器和抽提蒸馏塔水冷器冷凝 冷却后，进入抽提蒸馏塔回流罐，回流罐内液体经抽提蒸馏塔回流泵升压后，一部分 在流量控制下作为回流返回抽提蒸馏塔顶部，另一部分作为非芳烃副产品，在回流罐 液面与流量串级控制下送出装置。抽提蒸馏塔塔底产物为富含苯的溶剂，经抽提蒸馏 塔底泵升压，在抽提蒸馏塔塔釜液面和流量串级控制下送溶剂回收塔中部进料。抽提 蒸馏塔再沸器热源由减温减压后的中压蒸汽提供，加热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%

43、）由定流量控制，次流股流量（约 20%）由灵敏板温度与流量串级控制。 溶剂回收塔的作用是实现苯产品与溶剂的分离。溶剂回收塔在减压下操作，塔顶残压 由压力控制器控制回收塔蒸汽喷射器的尾气返回量或氮气吸入量进行调节。 抽提蒸馏 塔塔底富溶剂在溶剂回收塔中经过减压蒸馏，苯从塔顶蒸出，依次经溶剂回收塔空冷 器和溶剂回收塔水冷器冷凝冷却后，进入溶剂回收塔回流罐，回流罐中的液体经溶剂 回收塔回流泵升压，一部分在流量和温差串级控制下送往溶剂回收塔顶部作为回流， 另一部分依次经白土换热器和白土加热器加热后， 送往白土罐脱除其中可能含有的微 量烯烃和其它杂质，白土处理后的苯产品经苯产品冷却器冷却后，在溶剂回收塔

44、回流 罐液面与流量串级控制下送往苯检验罐，苯检验罐中的苯产品经过质量检验合格后， 由苯产品泵送出装置，不合格产品送出装置或送回装置重新处理。溶剂回收塔塔底产物为含微量苯的环丁砜溶剂，经贫溶剂泵升压，绝大部分依次经抽提蒸馏塔原料/贫溶 剂换热器和贫溶剂空冷器换热冷却后送抽提蒸馏塔作为进料，少部分经溶剂再生罐再生后循环使用。溶剂回收塔再沸器热源由减温减压后的中压蒸汽提供，加热量由再沸 器出口凝结水流量控制。溶剂再生罐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 射器的尾气返回量或氮气吸入量进行调节。溶剂再生罐热量由内插式溶剂再生罐加热 器提供，加热热源为减温减压后的中压蒸汽，加热量

45、由蒸汽凝结水流量进行调节。自 贫溶剂泵来的小股贫溶剂在溶剂再生罐液面和流量串级控制下进溶剂再生罐进行闪 蒸，罐顶蒸出的气相经溶剂再生罐冷凝器冷凝和冷却后，凝液进入再生溶剂罐。再生 溶剂经再生溶剂泵升压，由再生溶剂罐液面与再生溶剂泵出口流量串级调节再生溶剂 泵出口返回量，送往贫溶剂泵入口。溶剂再生罐罐底残渣采用不定期方式排出。、主要工艺指标位号名称温度C压力（Mpa）回流比塔顶进料塔底塔顶塔底14-C-54脱轻烃塔73751660.640.33 (/F)14-C-51预分馏塔90166/1001320.061.2 (/D)14-C-52抽提蒸馏塔89105/1121680.080.46 (/D)

46、14-C-53回收塔66168176-0.0351.62 (/D)第六节芳烃抽提装置B/T精馏单元工艺过程及控制一、原则流程图H-c-cn(J L叫 JU3 4-J-E14-1-15/甲羊湮中砂禅C12 BT/H甲彳皈Iff锻顼輦至叶卜笙424DDT/T竜至抽品| 17胸0门二甲莆至時混合芳烃进入14D14沉降脱水后，经泵14P15A/B升压后，依次通过芳烃白土塔 进出料换热器14E10、白土塔进料加热器14E11加热后进入白土塔14D08A/B的顶部, 在白土塔14D08A/B中利用白土吸附芳烃中微量的不饱合烯烃达到精制的目的。从白 土塔14D08A/B底部流出的精制芳烃与白土塔进料换热后进

47、入苯塔14C06进行分馏。苯塔顶馏出物经苯塔空冷器14E21A/B冷凝后进入苯塔回流罐14D09。由于塔顶 馏出物中含有微量的非芳烃，不能作为产品，所以经苯塔回流泵14P18A/B升压后大部送回苯塔顶部作为回流，少量作为拔顶苯送至抽提单元。苯产品自苯塔14C06侧线（第五块板）抽出，经苯产品冷却器14E13冷却后送入苯日罐14D15A/B，分析合格后用苯产品泵14P17A/B送出装置。苯塔底物流经塔底泵 14P16A/B升压为送至甲苯 塔14C07。苯塔底由再沸器14E12供热。甲苯塔顶馏出物经甲苯塔空冷器 14E22A/B冷凝后进入甲苯塔回流罐14D10。然 后经甲苯塔回流泵14P20A/B

48、升压后分成两部分，一部分送回甲苯塔顶部作为回流， 另一部分作为可以直接送至歧化单元或经过甲苯产品冷却器14E15冷却后进入甲苯日罐14D16A/B，分析合格后用甲苯产品泵 14P21A/B送出中间罐区成品罐内。甲苯 塔底物流根据情况可用塔底泵14P19A/B升压送至二甲苯塔或经13E08送至中间罐区。 甲苯塔底由再沸器14E14供热。当甲苯停用时，甲苯塔底物料可塔底泵14P19A/B升压送至歧化单元或经过甲苯产品冷却器 14E15冷却后进入甲苯日罐14D16A/B。、主要工艺指标位号名称温度C压力（Mpa）回流比塔顶进料塔底塔顶塔底14-C-06苯塔901151340.040.103.91 (

49、/D)14-C-07甲苯塔1221291630.040.140.98 (/F)第七节芳烃抽提装置溶剂油单元工艺过程及控制一、原则流程图I4U2IK-Li 一一觀俺中旳rI溶剂油精馏单元的目的是将非芳烃分离为 6#溶剂油和橡胶工业用溶剂油。来自抽提单元14P03的抽余油进入非芳烃原料罐14D17,经泵14P26升压后，由 14FIC202控制与歧化和PSA来的混合氢气混合后，经14E23换热和14E24加热后去硅油吸附器14R01脱掉可能含有的硅油，然后去加氢反应器14R02进行加氢反应脱掉 烯烃，反应温度通过14TIC203与14FIC201串级控制3.5MPa蒸汽的冷凝水量来实现。 反应后的

50、物料与分馏塔进料换热器14E33A/B换热后，再经过水冷器14E32冷至40C以下后进入14D27进行气液分离，顶部的尾氢分成两路，一路通过流量控制调节阀 14FIC2013控制去异构化单元；另一路经过压力控制调节阀14PV2010控制去PSA的V301。14D27中的油相自压经过流量调节阀14FIC2014后进入分馏塔14C08第47块或 49块塔板上。塔顶馏出的轻非芳经过空冷器14E30A/B和后冷器14E25冷凝后进入回 流罐14D19，顶部不凝气通过分程控制调节阀14PV2011A/B排至火炬或加热炉系统。 14D19中的轻非芳经泵14P28升压后分成两路，一路经过流量控制阀14FIC

51、205控制后返回14C08顶部作为回流，另一路经过液位控制阀14LIC205控制后作为产品与重非芳合并后送出装置。溶剂油分馏塔一线自14C08的第12 （或14）块侧线抽出，由14FIC204控制后进 入14C09第一塔板上，14C09塔底温度由14TIC216和14FIC216串级控制3.5Mpa蒸 汽的冷凝水量来实现，14C09塔顶油气返回14C08第10块塔板上，经汽提后6#溶剂 油产品从14C09塔底经过14E27冷却后，由14LIC206和14FIC212串级控制后自压 进入 14D20A/B。6#溶剂油产品日罐14D20A/B轮换使用，分别设有氮封系统和液位高低报警器。14D20中

52、的6#溶剂油产品分析合格，经过泵 14P29升压后，经14FQ221计量后送往 溶剂油罐区T3301 -02/03罐内。不合格的6#溶剂油返回14D17。溶剂油分馏塔二线自14C08的第34 （或36）块侧线抽出，由14FIC203控制后进 入14C10第一塔板上，14C10塔底温度由14TIC215和14FIC210串级控制3.5MPa蒸 汽的冷凝水量来实现，14C10塔顶油气返回14C08第30块塔板上，经汽提后橡胶工 业用溶剂油产品从14C10塔底经过14E28冷却后，由14LIC205和14FIC213串级控 制后自压进入14D21A/B。橡胶工业用溶剂油产品日罐14D21A/B轮换使用，分别设有氮封系统和液位高低 报警器。14D21中的橡胶工业用溶剂油产品分析合格，经过泵 14P30升压后，经 14FQ220计量后送往溶剂油罐区 T3301 05/06罐内。不合格的橡胶工业用溶剂油返 回 14D17。14C08塔底重非芳经冷器14E29冷却后，经14P27升压后由14LIC201控制与轻非芳 合并一起经14FQ207计量后出装置。、主要工艺指标位号名称温度C压力（Mpa）回流比塔顶进料塔底塔顶塔底14-C-08溶剂油分 馏塔721251770.220