宝钢化二厂工艺简介

化二厂工艺简介2023/10/7主要内容分厂基本情况一作业区生产简介二KK加氢工艺简介三精萘装置工艺简介四精蒽装置工艺简介五洗油加工装置工艺简介六

分厂基本情况

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。主要化产品有：纯苯、甲苯、二甲苯、非芳烃、C9；精萘、精蒽、咔唑；β-甲基萘、低吲哚β9、洗油（WOR）、苊油（RAO-1)、轻质混合油（LRO）。

作业区生产简介苯加氢：

苯加氢作业区目前有2套KK加氢装置，分别是：三期KK加氢装置和新一期苯加氢装置。两套装置均采用德国KK加氢生产工艺。

原料来源：煤精厂焦化粗苯（RCN）和化一厂脱酚轻油（BLO）。

主要产品有：纯苯、甲苯、二甲苯、非芳、C9。

三期KK加氢装置设计能力：原料处理量6.3t/h

年处理粗苯量为50000t/a

新一期苯加氢装置设计能力：原料处理量12.6t/h 年处理粗苯量为100000t/a

作业区生产简介蒽萘：

蒽萘作业区目前有3套装置，分别是：三期精萘装置、精蒽咔唑装置、蒽醌装置（已经停产）。

主要产品有：精萘、精蒽、咔唑。

精萘装置设计能力：原料处理量11800t/a，原料来自化一厂95N和洗油95N

精蒽咔唑装置设计能力：原料处理AATO量41340t/a，原料来自化一厂

作业区生产简介洗油：

洗油作业区目前有洗油加工装置和油品配置装置。洗油加工装置主要产品是β-甲基萘和95N。原料为：DMNO-1和NOH（来自化一）。

洗油加工装置设计能力：年处理DMNO-18572t/a

年处理NOH

8661t/a

年处理合计

17223t/a

油品配置装置主要产品有：老混油（SOP70%-80%、AWO20%-30%)、新混油（SOP85%-95%、RAO-15%-15%）、D-甲基萘（含量60%以上）。KK加氢工艺简介粗苯原料大槽二套KK加氢生产装置二甲苯蒸馏单元萃取蒸馏单元加氢精制单元预蒸馏单元

重苯外界氢气BTXS馏分BT馏分非芳烃二甲苯

C9馏分

XS馏分纯苯甲

苯C8馏分

KK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、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H2S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（BTXS）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，其重组份送往古马隆生产装置。三苯馏份（BTXS）在预蒸馏单元进行蒸馏分离，被分成含有苯和甲苯的BT馏份和含有二甲苯的XS馏份，BT馏份送入萃取蒸馏单元，而XS馏份送入二甲苯蒸馏单元。

BT馏份中的非芳香烃是在萃取蒸馏单元中从BT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，最后送往罐区单元。在二甲苯蒸馏中，轻组份、重组份从XS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。100单元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-6101A~E）、蒸发器（3C-6101）、主反应器（3R-6102）和加热炉（3H-6101）等设备。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（COLO）经过粗苯过滤器（3F-6101A/B）和粗苯中间槽（3V-6101）到粗苯原料泵（3P-6101A/B）。原料在予蒸发器（3E-6101A~E）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（3J-6101A~E）原料和从循环氢压缩机（3K-6102A/B）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177/183℃（SOR/EOR），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。从残油蒸馏塔来的轻组分作为回流，循环回到蒸发器（3C-6101）顶部。大部分蒸发的气体从蒸发器顶部出来，在予反应器热交换器（3E-6103）中被主反应器来的反应物进一步加热，从予反应器（3R-6101）底部进入，通过催化剂床层向上逆流，进行反应反应。在预反应器内进行如下反应：预反应流出物在主反应器热交换器（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。KK加氢工艺简介在主反应器内进行如下反应：烯烃的加成反应：CnH2n+H2CnH2n+2CoMo加氢脱硫反应：C4H2S+4H2CoMoC4H10+H2S加氢脱氮反应：C6H7N+H2CoMoC6H6+NH3加氢脱氧反应：C6H6O+H2CoMoC6H6+H2O副反应，芳香烃加氢反应：C6H6+3H2CoMoC6H12反应器流出物再经过予热交换器（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-6201A~C）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（3C—6102）和B/T分离塔（3C-6303），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，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/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（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-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/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①煤气精制厂的焦化粗苯②焦油萘装置的脱酚轻油原料组成：原料粗苯的组成(wt%)项目C5C6C7C8苯甲苯二甲苯乙苯苯乙烯C9组成0.150.171.100.2070.0012.042.930.111.0412.25产品质量标准项目纯苯纯甲苯二甲苯密度(g/cm3)15.6/15.6℃0.882~0.8860.869~0.8730.860~0.877凝固点℃5.50min//酸洗比色1max2max/苯含量wl%99.95min//甲苯含量wl%100ppmmax90.90min/非芳烃wtppm400max500max4.0wt%苯/C8芳香烃wtppm/500max/芳香烃总含量wt%/99.95min总蒸馏范围℃1.0包括80.1℃1.0包括110.6℃5总硫含量wtppm0.5max1max/残留溶剂wtppm1max1max/颜色APHACPt（0）20max20max20max酸度mgNaOH/100ml无（零）无（零）无（零）中间产品质量指标指标名称单位指标重苯二甲苯含量wt%≤1.5BTXS加氢油噻吩含量ppm≤2BTXS加氢油硫含量ppm≤1主反出口噻吩含量ppm≤2XS馏份甲苯含量wt%≤1.5非芳烃NFM含量ppm≤0.5非芳烃纯苯含量wt%≤10B/T芳香烃NFM含量ppm≤1C9馏份二甲苯含量wt%≤60管理项目及标准管理项目管理手段管理标准管理目的COLO中间槽压力PIC109130~170KPaCOLO中间槽氮封氢气进预蒸发温度TI22655~95℃保证预蒸发器的温差蒸发器上部温度TI326166~176℃保证蒸发器蒸发效果出预反应加热器温度TIC317190~228℃此温度催化剂活性最高进蒸发加热器料温度TIC323270~290℃保证蒸发器的蒸发效果进主反应器控制温度TIC434280~341℃此温度催化剂活性最高高压分离槽压力PIC5012300~2500KPa保持系统压力补充氢气流量FIC503260~340Nm3/H保证反应所需氢量循环氢压机出口压力PIC5132600~3200KPa保证系统压力精萘结晶（熔融静态结晶工艺）T-7113RE-7101~7103A/BT-7118/19制片包装出厂T-7