宝钢化二厂工艺简介

1、化二厂化二厂工艺简介工艺简介2022-5-8主要内容主要内容 分厂分厂基本情况基本情况 化产品二厂共有三个作业区：苯加氢作业化产品二厂共有三个作业区：苯加氢作业区、蒽萘作业区和洗油作业区。区、蒽萘作业区和洗油作业区。 主要化产品有：纯苯、甲苯、二甲苯、非主要化产品有：纯苯、甲苯、二甲苯、非芳烃、芳烃、C C9 9；精萘、精蒽、咔唑；精萘、精蒽、咔唑；-甲基萘、低甲基萘、低吲哚吲哚9 9、洗油（、洗油（WORWOR）、苊油（）、苊油（RAO-1)RAO-1)、轻质、轻质混合油（混合油（LROLRO）。）。 作业区生产简介作业区生产简介苯加氢：苯加氢： 苯加氢作业区目前有苯加氢作业区目前有2 2套

2、套KKKK加氢装置，分别是：三期加氢装置，分别是：三期KKKK加氢装置和新一期苯加氢装置。两套装置均采用德国加氢装置和新一期苯加氢装置。两套装置均采用德国KKKK加氢生产工艺。加氢生产工艺。 原料来源：煤精厂焦化粗苯原料来源：煤精厂焦化粗苯（RCNRCN）和化一厂脱酚轻油和化一厂脱酚轻油（BLOBLO）。 主要产品有：纯苯、甲苯、二甲苯、非芳、主要产品有：纯苯、甲苯、二甲苯、非芳、C C9 9。 三期三期KKKK加氢装置设计能力：原料处理量加氢装置设计能力：原料处理量 6.3t/h 6.3t/h 年处理粗苯量为年处理粗苯量为50000t/a50000t/a 新一期苯加氢装置设计能力：原料处理量

3、新一期苯加氢装置设计能力：原料处理量12.6t/h12.6t/h 年处理粗苯量为年处理粗苯量为100000t/a100000t/a 作业区生产简介作业区生产简介蒽萘：蒽萘： 蒽萘作业区目前有蒽萘作业区目前有3 3套装置，分别是：三期精萘装置、精套装置，分别是：三期精萘装置、精蒽咔唑装置、蒽醌装置蒽咔唑装置、蒽醌装置（已经停产）（已经停产）。 主要产品有：精萘、精蒽、咔唑。主要产品有：精萘、精蒽、咔唑。 精萘装置设计能力：原料处理量精萘装置设计能力：原料处理量11800t/a11800t/a，原料来自化，原料来自化一厂一厂95N95N和洗油和洗油95N95N 精蒽咔唑装置设计能力：原料处理精蒽咔

4、唑装置设计能力：原料处理AATOAATO量量41340t/a41340t/a，原，原料来自化一厂料来自化一厂 作业区生产简介作业区生产简介洗油：洗油： 洗油作业区目前有洗油加工洗油作业区目前有洗油加工装置装置和油品配置和油品配置装置装置。 洗油加工装置洗油加工装置主要产品是主要产品是-甲基萘甲基萘和和95N95N。原料原料为：为：DMNO-1DMNO-1和和NOHNOH（来自化一）。（来自化一）。 洗油加工装置设计能力：年处理洗油加工装置设计能力：年处理DMNO-1 8572t/aDMNO-1 8572t/a 年处理年处理NOHNOH 8661t/a8661t/a 年处理合计年处理合计 172

5、23t/a17223t/a 油品配置装置主要产品有：老混油（油品配置装置主要产品有：老混油（SOP 70%-80%SOP 70%-80%、AWO 20%-30%)AWO 20%-30%)、新混油（、新混油（SOP 85%-95%SOP 85%-95%、RAO-1 5%-15%RAO-1 5%-15%）、）、D-D-甲基萘（含量甲基萘（含量60%60%以上）。以上）。KKKK加氢工艺简介加氢工艺简介粗 苯粗 苯原 料原 料大槽大槽二套二套KKKK加氢加氢生产装置生产装置 二甲苯蒸二甲苯蒸馏单元馏单元萃取蒸馏萃取蒸馏单单 元元加氢精制加氢精制单单 元元预蒸馏预蒸馏单单 元元 重苯重苯外界氢气外界氢

6、气BTXSBTXS馏分馏分BTBT馏分馏分非芳非芳烃烃二甲苯二甲苯 C9馏分馏分 XSXS馏分馏分纯纯 苯苯甲甲 苯苯C8馏分馏分 KKKK加氢工艺简介加氢工艺简介 粗苯在加氢精制单元中经多级蒸发后，进行两级加氢处理（预加氢、粗苯在加氢精制单元中经多级蒸发后，进行两级加氢处理（预加氢、加氢净化），反应所需的补充氢气由外界提供。粗苯加氢所产生的轻质组加氢净化），反应所需的补充氢气由外界提供。粗苯加氢所产生的轻质组分及分及H H2 2S S从产品中分离出来是利用稳定塔来实现的，并将其送往煤气精制从产品中分离出来是利用稳定塔来实现的，并将其送往煤气精制厂集中处理。经加氢处理后的产品三苯馏份（厂集中处

7、理。经加氢处理后的产品三苯馏份（BTXSBTXS）送往预蒸馏单元。加）送往预蒸馏单元。加氢精制单元的重组分分离是利用一残油蒸馏塔实现的，其重组份送往古马氢精制单元的重组分分离是利用一残油蒸馏塔实现的，其重组份送往古马隆生产装置。三苯馏份（隆生产装置。三苯馏份（BTXSBTXS）在预蒸馏单元进行蒸馏分离，被分成含有）在预蒸馏单元进行蒸馏分离，被分成含有苯和甲苯的苯和甲苯的BTBT馏份和含有二甲苯的馏份和含有二甲苯的XSXS馏份，馏份，BTBT馏份送入萃取蒸馏单元，而馏份送入萃取蒸馏单元，而XSXS馏份送入二甲苯蒸馏单元。馏份送入二甲苯蒸馏单元。 BTBT馏份中的非芳香烃是在萃取蒸馏单元中从馏份中

8、的非芳香烃是在萃取蒸馏单元中从BTBT馏份中分离出来的，随馏份中分离出来的，随后作为非芳馏份产品送往罐区单元，蒸馏中分离出产品纯苯、甲苯后作为非芳馏份产品送往罐区单元，蒸馏中分离出产品纯苯、甲苯，最后最后送往罐区单元。送往罐区单元。 在二甲苯蒸馏中，轻组份、重组份从在二甲苯蒸馏中，轻组份、重组份从XSXS馏份中分离出来，以获得纯二馏份中分离出来，以获得纯二甲苯，轻组份与重组份一起和二甲苯被送往罐区单元，作为产品出厂。甲苯，轻组份与重组份一起和二甲苯被送往罐区单元，作为产品出厂。 100单元n 加氢精制单元包括粗笨蒸发系统、反应系统、残油蒸馏系统和稳定塔系统。主要包括预蒸发器（3E-6101AE

9、）、蒸发器（3C-6101）、主反应器（3R-6102）和加热炉（3H-6101）等设备。n 原料粗苯（COLO）在反应系统处理方法如下：杂质如硫、氧、氮组份在催化剂作用下加氢裂解，不饱和的碳氢化合物也在催化剂作用下，加氢饱和转化成BTXS作为予蒸馏单元的原料或送到槽区作为中间产品贮存。反应所需的氢气由外界提供 从槽区来的原料（从槽区来的原料（COLOCOLO）经过粗苯过滤器（）经过粗苯过滤器（3F-6101A/B3F-6101A/B）和粗苯中）和粗苯中间槽（间槽（3V-61013V-6101）到粗苯原料泵（）到粗苯原料泵（3P-6101A/B3P-6101A/B）。原料在予蒸发器（）。原料在

10、予蒸发器（3E-3E-6101AE6101AE）中通过与主反应器反应物进行热交换，被予加热和部分汽化，）中通过与主反应器反应物进行热交换，被予加热和部分汽化，通过混合喷嘴（通过混合喷嘴（3J-6101AE3J-6101AE）原料和从循环氢压缩机（）原料和从循环氢压缩机（3K-6102A/B3K-6102A/B）来）来的循环氢气混合，从预蒸发器来的混合物经过混合喷嘴后温度约的循环氢气混合，从预蒸发器来的混合物经过混合喷嘴后温度约177/183177/183（SOR/EORSOR/EOR），进入蒸发器底部。），进入蒸发器底部。 一部分高沸点组份作为残油从底部抽到残油塔。从残油蒸一部分高沸点组份作为

11、残油从底部抽到残油塔。从残油蒸馏塔来的轻组分作为回流，循环回到蒸发器（馏塔来的轻组分作为回流，循环回到蒸发器（3C-61013C-6101）顶部）顶部。大部分蒸发的气体从蒸发器顶部出来，在予反应器热交换。大部分蒸发的气体从蒸发器顶部出来，在予反应器热交换器（器（3E-61033E-6103）中被主反应器来的反应物进一步加热，从予反）中被主反应器来的反应物进一步加热，从予反应器（应器（3R-61013R-6101）底部进入，通过催化剂床层向上逆流，进行）底部进入，通过催化剂床层向上逆流，进行反应反应。反应反应。在预反应器内进行如在预反应器内进行如下反应：下反应： 预反应流出物在主反应器热交换器（

12、3E-6104）和加热炉（3H-6101）进一步加热，控制炉出口温度在280/341（SOR/EOR）进入主反应器（3R-6102）顶部。KKKK加氢工艺简介加氢工艺简介在主反应器内进行如下反应：在主反应器内进行如下反应：烯烃的加成反应：烯烃的加成反应：CnH2n+H2CnH2n+2CoMo加氢脱硫反应：加氢脱硫反应：C4H2S+4H2CoMoC4H10+H2S加氢脱氮反应：加氢脱氮反应：C6H7N+H2CoMoC6H6+NH3加氢脱氧反应：加氢脱氧反应：C6H6O+H2CoMoC6H6+H2O副反应，芳香烃加氢反应：副反应，芳香烃加氢反应：C6H6+3H2CoMoC6H12 反应器流出物再经

13、过予热交换器（3E-6105）和反应产品冷却器进一步冷却至40，进入汽液分离槽（3V-6102）进行气体和液体的分离，水包中分离的主要是在注水过程中积累的废水，排入废水处理系统。液相碳氢化合物经过分离槽（3V-6102）分离后，在稳定塔予加热器中预热到约127后，进入稳定塔（3C-6102）。200单元予蒸馏单元主要是由一个予蒸馏塔（3C-6201）及相应设备构成。在予蒸馏单元中，经加氢处理后的BTXS加氢油被分成含苯/甲苯的BT馏份和含二甲苯的XS馏份，为了将予蒸馏塔塔顶蒸汽作为萃取蒸馏单元的一个再沸器的热介质，予蒸馏是在加压下操作的，予蒸馏塔所需的热量是由中压蒸汽提供的。 一部分BT馏份作

14、为回流液由回流泵（3P-6202A/B）送回塔3C-6201的顶部，另一部分经热交换器（3E-6201AC）和冷却器（3E-6204）被送入萃取蒸馏单元的进料槽（3V-6301）或槽区的BT馏份槽作为中间品贮存。予蒸馏塔（3C-6201）塔底油经再沸器（3E-6202）加热至212，塔底产品XS馏份经冷却器（3E-6205）送往二甲苯蒸馏单元，回收纯二甲苯产品，或在约40时，送往界区外的槽区的XS馏份槽作为中间品贮存。 萃取蒸馏单元是由萃取蒸馏系统，解析系统、B/T分离系统、溶剂再生、溶剂贮存等系统组成，主要设备有萃取蒸馏塔（3C-6301）、解析塔（3C6102）和B/T分离塔（3C-630

15、3），溶剂再生槽（3V-6304），真空系统等。 萃取蒸馏单元的设计，可以以BT馏份为原料生产纯苯和硝化甲苯，也可以以硝化甲苯为原料生产纯甲苯。 在萃取蒸馏系统中分离非芳香烃是利用溶剂NFM对BT馏份中各组分蒸汽压（沸点）的改变，达到非芳烷烃从芳香烃中分离出来的目的，在萃取蒸馏塔溶剂回收段，少量的溶剂从非芳香烃中被分离出来。萃取蒸馏塔塔底产品包括溶剂NFM、芳香烃，被送入解析塔（3C-6302），在解析塔中纯芳香烃经减压蒸馏被分离作为顶部产品产出。从解析塔塔底经解析后的热溶剂（贫液），送入几个热交换器进行换热，最后送入萃取蒸馏塔循环使用。 一部分贫液被间歇地送入溶剂再生系统，在减压状态下蒸发，

16、除去一小部分高沸点聚合物和杂物，再生后的溶剂返回到循环系统中，聚合物收集后间歇地排入废渣桶。300单元 在萃取蒸馏系统中，芳烃用溶剂NFM与非芳烃分离，溶剂是从塔的中部进入。离开萃取蒸馏塔的顶部蒸馏气中包括所有的非芳烃，少量芳烃和微量的溶剂NFM。在萃取蒸馏塔顶的非芳蒸汽中，几乎没有溶剂NFM，经塔顶冷凝器（3E-6305）（水冷）冷凝后，进入回流槽（3V-6302）中。通过萃取蒸馏塔回流泵（3P-6303A/B），一部分非芳液体作为回流返回到萃取蒸馏塔顶，另一部分经过非芳冷却器（3E-6306）（水冷）后，作为非芳产品送往界区外的槽区，萃取蒸馏塔底部产品（约170，240KPa）主要包括溶剂

17、NFM和芳香烃（富液），用塔底泵（3P-6302A/B）送入解析塔（3C-6302）进行解析，从溶剂中回收芳香烃。 在解析塔（3C-6302）中，纯芳烃从溶剂NFM中解析，解析塔塔顶压力约为30KPa（绝对压力），是依靠真空装置来维持的。芳烃蒸汽（温度约52，压力30KPa绝压）从解析塔顶部出来，在解析塔冷凝器（3E-6310）水冷中冷凝后，进入解析塔回流槽（3V-6303）中，一部分用解析塔回流泵（3P-6305A/B）送入3C-6302顶部作回流，另一部分作为纯芳烃产品送入B/T分离槽（3C-6303）。 解析后的热贫液（约198，45KPa绝压）在塔的底部用解析塔底泵（3P-6304A/

18、B）送出。热交换群逐步冷却中，3E-6304中达170，3E-6309中达153,3E-6301中达145，3E-6302后达116后，进入3C-6301上部循环使用。 一部分热贫液间歇进入溶剂再生槽（3V-6304）中进行再生，减压状态下，利用中压蒸汽为热介质的再生加热器（3E-6312）进行加热，达到再生目的。 被蒸发的再生溶剂NFM蒸汽在再生冷凝器（3E-6311）中冷凝，并返回至系统中，再生槽（3V-6304）中的残渣包括机械和化学不纯物固体，间歇地排入残渣桶中。 再生槽（3V-6304）的真空状态是由真空系统（3X-6301）来维持的。 在萃取蒸馏系统中产生的芳烃馏份进入B/T分离塔

19、（3C-6303），塔底硝化甲苯温度约114，用B/T分离塔塔泵（3P-6306A/B）经过水冷却器（3E-6316）后，温度约40,送往界区外的槽区贮存，纯苯蒸汽从塔顶馏出，经B/T分离塔顶冷却器（3E-6314）（水冷）冷凝后，进入B/T分离塔回流槽（3V-6305）用B/T分离塔回流泵（3P-6307A/B）将一部分纯苯作为回流返回到3C-6303中，另一部分经纯苯冷却器（3E-6315）冷却后，送往界区外作为产品贮存在槽区的纯苯产品槽中。400单元 在予蒸馏单元预蒸馏塔的塔底产出的XS馏份，根据二塔的压力差送入二甲苯塔精馏。塔顶蒸汽在塔顶冷凝器（3E-6402）中冷凝进入回流槽（3V-

20、6401）中，二甲苯回流泵（3P-6402）输送部分C8馏份返回二甲苯塔作为回流，另一部分经C8馏份冷却器（3E-6404）送至界区外的槽内。 在二甲苯塔较低处（在进料层下方），混和着二甲苯等，纯二甲苯产品在该处侧线采出，在纯二甲苯冷却器（3E-6403）中冷却后，通过泵3P-6403A/B控制其流量，送至界区外的槽中。 高沸点组份C9组份等由二甲苯塔底泵（3P-6401A/B）经C9馏份冷却器（3E-6405）送至槽区外的相应槽内。精馏过程的热量，由中压蒸汽为热介质的二甲苯塔再沸器（3E-6401）来提供。2 设计资料设备能力设备能力原料处理量 6.313t/h 年处理粗苯量为 50000t

21、/a 年生产作业时间 7920小时操作度的下限 连续操作的最低负荷为上述处理能力的40% 限处理粗苯量 20000t/a原料来源 煤气精制厂的焦化粗苯 焦油萘装置的脱酚轻油原料组成：原料粗苯的组成 (wt%)项目项目C5C6C7C8苯苯甲苯甲苯二甲二甲苯苯乙苯乙苯苯乙苯乙烯烯C9组成组成0.150.171.100.2070.0012.042.930.111.0412.25产品质量标准项目项目纯苯纯苯纯甲苯纯甲苯二甲苯二甲苯密度密度(g/cm3)15.6/15.60.8820.8860.8690.8730.8600.877凝固点凝固点5.50min/酸洗比色酸洗比色1max2max/苯含量苯含量

22、wl%99.95min/甲苯含量甲苯含量wl%100ppmmax90.90min/非芳烃非芳烃wtppm400max500max4.0wt%苯苯/C8芳香烃芳香烃wtppm/500max/芳香烃总含量芳香烃总含量wt%/99.95min总蒸馏范围总蒸馏范围1.0包括包括80.11.0包括包括110.65总硫含量总硫含量wtppm0.5max1max/残留溶剂残留溶剂wtppm1max1max/颜色颜色APHACPt（0）20max20max20max酸度酸度mgNaOH/100ml无（零）无（零）无（零）无（零）无（零）无（零）中间产品质量指标指标名称指标名称单位单位指标指标重苯二甲苯含量重苯

23、二甲苯含量wt%1.5BTXS加氢油噻吩含量加氢油噻吩含量ppm2BTXS加氢油硫含量加氢油硫含量ppm1主反出口噻吩含量主反出口噻吩含量ppm2XS馏份甲苯含量馏份甲苯含量wt%1.5非芳烃非芳烃NFM含量含量ppm0.5非芳烃纯苯含量非芳烃纯苯含量wt%10B/T芳香烃芳香烃NFM含量含量ppm1C9馏份二甲苯含量馏份二甲苯含量wt%60管理项目及标准管理项目管理项目管理手段管理手段管理标准管理标准管理目的管理目的COLO中间槽压力中间槽压力PIC109130170KPaCOLO 中间槽氮封中间槽氮封氢气进预蒸发温度氢气进预蒸发温度TI2265595保证预蒸发器的温差保证预蒸发器的温差蒸发

24、器上部温度蒸发器上部温度TI326166176保证蒸发器蒸发效果保证蒸发器蒸发效果出预反应加热器温出预反应加热器温度度TIC317190228此温度催化剂活性最此温度催化剂活性最高高进蒸发加热器料温进蒸发加热器料温度度TIC323270290保证蒸发器的蒸发效保证蒸发器的蒸发效果果进主反应器控制温进主反应器控制温度度TIC434280341此温度催化剂活性最此温度催化剂活性最高高高压分离槽压力高压分离槽压力PIC50123002500KPa保持系统压力保持系统压力补充氢气流量补充氢气流量FIC503260340Nm3/H保证反应所需氢量保证反应所需氢量循环氢压机出口压循环氢压机出口压力力PIC

25、51326003200KPa保证系统压力保证系统压力T-7113RE-71017103A/BT-7118/19制片制片包装包装出厂出厂T-7110洗油作业区洗油作业区PNS（2 2次浓缩、次浓缩、5 5次提纯）次提纯）（产品槽）（产品槽）95N(96.5%)1180011800吨吨/ /年年1035010350吨吨/ /年年精萘装置工艺简介精萘装置工艺简介PN(99.5%)精萘装置工艺简介精萘装置工艺简介 精萘装置使用的是法国精萘装置使用的是法国BEFSBEFS公司的公司的PROABDPROABD熔融静态结晶工艺熔融静态结晶工艺生产精萘，该工艺是采用最新的萘提纯技术，能生产不同纯度、生产精萘，

26、该工艺是采用最新的萘提纯技术，能生产不同纯度、等级的高纯度精萘。生产过程分为五步提纯，装置组成主要有萘等级的高纯度精萘。生产过程分为五步提纯，装置组成主要有萘结晶（结晶（RE-7101A/BRE-7101A/B浓缩结晶器，浓缩结晶器，RE-7102RE-7102/RE-7103/RE-7103A/BA/B提纯结晶器提纯结晶器）、萘制片包装系统组成。）、萘制片包装系统组成。 其工作原理：萘结晶提纯操作是个纯物理分离过程，是利用其工作原理：萘结晶提纯操作是个纯物理分离过程，是利用结晶从不纯的液相中把萘结晶析出分离，得到纯度高的产品。每结晶从不纯的液相中把萘结晶析出分离，得到纯度高的产品。每步提纯操

27、作如下：结晶器预加热步提纯操作如下：结晶器预加热装料预冷却装料预冷却结晶结晶热量反送热量反送/ /底部加热底部加热排放排放发汗发汗熔化熔化/ /加料熔化。加料熔化。 工艺技术特点 该工艺为 PROABD熔融静态结晶工艺。通过DCS全自动运转。动设备少，维修要求和费用都很低。结晶过程可以组合，开停工简便，可随开随停，有较大的灵活性。生产能力设计成可扩展的模式。适应生产不同高纯度等级精萘。可处理不同含萘量的原料。能源消耗低。装置采取封闭系统，环境保护好。 精萘质量标准 (Q/BQB 003-2008)指标名称指标名称指标指标优等品优等品一等品一等品合格品合格品外观外观白色粉状、白色片状白色粉状、白

28、色片状 白色略带微红、微白色略带微红、微黄粉状、片状结晶黄粉状、片状结晶结晶点，结晶点，不小于不小于80.079.8 79.6不挥发物的质量分数，不挥发物的质量分数，%不大不大于于0.01 0.02灰分的质量分数，灰分的质量分数，%不大于不大于0.003 0.004 0.006酸洗比色酸洗比色 (按标准溶液按标准溶液) 不深于不深于2 4精蒽装置工艺简介精蒽装置工艺简介精蒽装置工艺简介精蒽装置工艺简介 蒽结晶、蒸馏装置是利用法国蒽结晶、蒸馏装置是利用法国BEFSBEFS公司的公司的PROABDPROABD结晶结晶- -蒸馏工艺技术，直蒸馏工艺技术，直接从蒽油馏份（接从蒽油馏份（AATOAATO

29、）制取精蒽、咔唑产品。本装置是由蒽结晶、蒽蒸馏、制）制取精蒽、咔唑产品。本装置是由蒽结晶、蒽蒸馏、制片三个单元组成。原料来源是焦油蒸馏当中切取的片三个单元组成。原料来源是焦油蒸馏当中切取的AATOAATO馏份，年处理蒽油为馏份，年处理蒽油为4134041340吨，生产精蒽（吨，生产精蒽（9 93 3% %）20002000吨吨/ /年，咔唑（年，咔唑（9 91 1% %）650650吨吨/ /年。年。 生产过程是采用溶剂结晶法和蒸馏。在原料槽加入溶剂（生产过程是采用溶剂结晶法和蒸馏。在原料槽加入溶剂（FOFO），形成蒽菲），形成蒽菲配比大于配比大于25%25%的原料，然后通过五个阶段结晶，主要

30、是把菲等杂质去除，得到的原料，然后通过五个阶段结晶，主要是把菲等杂质去除，得到含菲小于含菲小于0.5%0.5%的的FACOFACO蒸馏原料。结晶分三个部分，第一个部分主要是重结晶过蒸馏原料。结晶分三个部分，第一个部分主要是重结晶过程，有七次装料。第二部分是洗涤结晶过程，第三部分为提纯结晶过程。每次程，有七次装料。第二部分是洗涤结晶过程，第三部分为提纯结晶过程。每次结晶都有预冷却结晶都有预冷却结晶结晶热量反送热量反送/ /底部加热底部加热排放排放发汗发汗装料熔化。蒸馏装料熔化。蒸馏有三个部分组成，溶剂回收蒸馏（有三个部分组成，溶剂回收蒸馏（K-7401K-7401）、蒽咔浓缩塔（）、蒽咔浓缩塔（

31、K-7431K-7431）、蒽咔精）、蒽咔精馏塔（馏塔（K-7441K-7441）。）。 溶剂回收塔主要是把结晶排放的溶剂回收塔主要是把结晶排放的FPOFPO当中的溶剂当中的溶剂FOFO回收，作为结晶配料用回收，作为结晶配料用，把菲残油（，把菲残油（PROPRO）送到焦油装置作为配制）送到焦油装置作为配制SOPSOP用。用。K-7431K-7431塔是把结晶过来的塔是把结晶过来的FACOFACO进行浓缩，然后到进行浓缩，然后到K-7441K-7441塔进行减压精蒸馏，得到精蒽（塔进行减压精蒸馏，得到精蒽（9 93 3% %），咔唑（），咔唑（9 91 1% %）。）。补料补料STAGE 1ST

32、AGE 3STAGE 2STAGE 4STAGE 5T7319T731XT7320T7310T7317T7315T7316T7318蒽结晶器蒽结晶器RE-730X流程流程图图排放排放排放排放排放排放排放排放洗 涤 排放洗 涤 进料洗 涤 进料洗 涤 排放进料发汗补料补料补料补料补料发汗发汗发汗发汗发汗发汗进料进料进料进料进料排料F A COANCZ补给补给补给排放排放PROFO FROM B.L AATO FPOFO排放排放溶剂油XS的再生与萘油RNO的回收 各结晶器第一步的排放液（FRO）排至T-7310槽，然后连续送入菲油蒸馏塔（K-7401）。进塔前由XS冷却器E-7411、FPO加热器

33、E-7421及E-7422三个换热器加热，加热的FPO进K-7401时伴有轻组份的部分闪蒸。 在K-7401塔中XS与菲残油（PRO）分离，轻质XS经过塔顶冷凝器E-7401采出，重质XS从塔上部侧线采出。塔下部一股侧线气相进入萘油塔（K-7402）底部，塔顶回流来自塔顶部冷凝器（E-7402），同时自E-7402下部采出一部分含萘约85%的萘油，K-7402塔底油流回到K-7401底部第三块塔板。 蒸馏所需热量由加热炉F-7601供给。塔底油经P-7401泵循环，通过节能炉（F-7611）和加热炉F-7601，向塔提供所需的热量。部分菲残油PRO经热交换器E-7422/21冷却后送出界区。蒽

34、/咔唑蒸馏分离 来自结晶系统含蒽、咔唑油（FACO），用泵P-7318从T-7318槽连续地送往浓缩塔（K-7431），原料油从塔中段进入。K-7431的热量通过导热油HO1，由E-7432再沸器供给。XS气相被蒸汽发生器E-7431冷凝，XS的轻质部分在E-7403中最终冷凝，被送往T-7417槽。全塔在微加压状态下运行，以提高XS的温度防止产生结晶。 塔底部蒽/咔唑油中的蒽和咔唑含量随即提高，然后用泵P-7431连续地送入蒽、咔唑蒸馏塔（K-7441）。K-7441塔为减压蒸馏塔，塔壁用导热油HO2V保温。精蒽（PAL）由K-7441的侧线采出，经管线及调节阀采出（原由P-7445定量泵送

35、出）。咔唑（PCZ）在塔下部经P-7444定量泵采出，塔底的含菲残油（ARO）经P-7443泵送出，塔顶XS经冷凝冷却后，部分回流K-7441塔，部分送出进入溶剂槽中。K-7441的热量由再沸器E-7442供给，再沸器的热量由导热油（HO1）提供，导热油由加热炉加热。产品输送，制片和包装系统液态的精蒽输送和固体包装液态的精蒽输送和固体包装 液体精蒽现不用泵P-7445连续地送往精蒽中间槽(T-7521)，再从T-7521槽用垂直液下泵（P-7521）送往蒽醌装置和精蒽制片机（FL-7511），而是通过管线和调节阀直接输送。蒽醌装置发生故障时使用制片机，经FL-7511制成的固态精蒽，进入固体贮

36、槽T-7511后装袋出厂。咔唑包装：咔唑包装： 液态咔唑（PCZ）用P-7444泵连续送往咔唑制片机（FL-7512），若出现故障，可用FL-7511制片，固态的咔唑入固体贮槽T-7512。 两台制片机均采用CW冷却，在T-7501中CWR进行除尘后用P-7501泵送回集水槽。 咔唑袋装产品用人工堆在升降机BE-7501平板上，然后用叉车堆在仓库中。废水用废水泵送出界外，废气在K-7611排气洗净后放入大气。 目前装置吸收两种原料，由古马隆装置来的萘油（简称NOH）和化一来的D-甲基萘（简称DMNO-1）。 NOH经过脱酚、初蒸馏、95N蒸馏工序生产95N送往三期精萘装置或直接制片出厂。 DM

37、NO-1经过初蒸馏、脱盐基、粗甲基萘蒸馏、-甲基萘蒸馏、脱吲哚、脱色等工序生产成品2-甲基萘（简称9MN）。 洗油加工装置工艺简介洗油加工装置工艺简介NOH工艺流程工艺流程 原料NOH由原料槽（3T-9712），经泵升压后进入混和器（3X-9101），与原料洗净槽（3T-9101）内的酚盐RPL以及配制成20%NaOH溶液按预定流量混和后进入3T-9101，混合液在3T-9101中按比重差分离，通过界面控制上部液体BMF送到中间槽区，下部RPL除部分循环外，其余通过RPL中间槽（3T-9104），间歇送一期酚分解设备。OHONaHCNaOHOHHC25656 原料BMF经予热器3E-9101和

38、3E-9102加热后进入初蒸馏塔3K-9101。塔顶NO-R1经凝缩器（3E-9103）、冷却器（3E-9104）进入回流槽3T-9102，大部分用作回流液，其余送至LRO槽贮存。3E-9104出口的未凝缩气体由排气洗净塔（3K-9102）洗净其中油份后，经真空泵吸入后排入大气。 粗萘油（AMO-R）、洗净油由塔下部侧线采出，冷却后，送至槽子贮存。 塔底主要含苊的重质成份油一部分经塔底循环泵在加热炉（3F-9101）中循环，提供蒸馏用的热源。3F-9101的能源为焦炉煤气（COG）。另一部分维持调节塔底液面并作为含苊油RAO-1拔出送往RAO-1贮槽（3E-9719）贮存。 原料AMO-R装入95N蒸馏塔的中段，塔采用常压运转，塔顶95N经95N凝缩器（3E-9201）进入回流槽（3T-