连续重整操作规程.doc

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1、延安石油化工厂120万吨/年连续重整20万吨/苯抽提操作规程I目 录第一章 装置概况1第一节 装置简介1第二节 工艺流程说明4第三节 工艺参数和设计指标11第二章 工艺原理及影响因素26第一节 工艺原理26第二节 工艺参数操作对过程影响36第三节 重整催化剂的水氯平衡45第三章 装置联锁与控制方案48第一节 控制系统与联锁方案48第二节 主要控制方案50第三节 催化剂再生单元控制54第四章 装置开工方案77第一节 分馏系统油运77第二节 制氢81第三节 重整部分开工方案83第四节 预处理部分的开工91第五节 再生系统的开工94第六节 苯抽提部分开工103第五章 生产操作及调整109第一节 预处

2、理部分109第二节 重整部分115第三节 催化剂再生部分133第四节 苯抽提部分150第六章 设备操作法156第一节 动设备操作法156第二节 静设备操作法170第三节 特殊设备操作法178第七章 装置停工方案193第八章 紧急事故预案200第一节 事故处理和紧急停工原则200第二节 紧急事故处理201第三节 公用工程事故处理205第四节 防火事故预案210第九章 HSE管理规定213第一节 安全规章制度213第二节 危险化学品性质危害及防护218第三节 环保注意事项230第四节 放射源管理及辐射防护232第十章 催化剂与化学药剂240第一节 催化剂240第二节 化学药剂241附 录24329

3、7 延安石油化工厂120万吨/年连续重整20万吨/苯抽提操作规程 247第一章 装置概况第一节 装置简介一、概 述延安石油化工厂120104t/a连续重整装置属于陕西延长石油(集团)公司炼化公司延安石油化工厂。炼油工程建设项目之一。重整装置以延安炼油厂常压蒸馏装置提供的低辛烷值直馏石脑油和本项目柴油加氢精制装置提供的少量石脑油为原料，经过重整反应，生产清洁高辛烷值汽油调和组分（其C5+重整生成油的辛烷值按RONC102设计），同时生产少量的苯产品，并副产氢气及液化气；副产的氢气作为柴油加氢、聚丙烯等装置的氢源。本装置重整反应和催化剂再生部分只购买专利商（UOP）的专利使用权，苯抽提部分由石油化

4、工科学研究院提供工艺包，所有工程设计全部由中国石化工程建设公司（SEI）完成，除部分专利商指定的专有设备和国内生产不过关的关键设备外，其余所有设备均按国产考虑。从使用角度编写根据全厂加工总流程安排，连续重整装置的工程设计规模为120104t/a，由预处理（单元号601）、重整（单元号602）、催化剂再生（单元号603）和苯抽提（单元号501）四个部分及公用工程（单元号605）与余热锅炉（单元号607）部分组成，对应本装置各部分设计公称规模如下： 预处理部分： 135万吨/年 重整部分： 120万吨/年（加氢裂化石脑油4.39万吨/年）催化剂连续再生循环量： 907公斤/时（2000磅/时）苯抽

5、提： 20万吨/年（苯产量6.825万吨/年）二、装置特点因原料问题。原料来源管道运输和永平炼油厂车辆运输，因预加氢反应器压力降问题。后再预加氢前加了除氧塔，（百度可以搜到相关资料）1、预加氢部分（1）装置预处理部分采用全馏分加氢即先加氢后分馏，预分馏塔与蒸发塔“合二为一”的工艺方案，并设拔头油汽提塔，塔底轻石脑油送至重整部分脱丁烷塔与重整反应生成的C5-馏分一起分离出液化气。（2）预加氢反应系统采用氢气循环流程，根据全厂氢气管网压力（2.0MPa）情况，只设循环氢压缩机而不设补充氢增压机，补充氢补入预加氢循环压缩机入口。（3）为了防止系统在低温部位具体部位发生盐类结晶堵塞影响长周期运行，在反

6、应系统中具体部位设有注洗涤水的设施；为了减少检修时间和保证再生后催化剂的活性及减少环境污染，催化剂再生采用器外再生工艺。（4）蒸发塔设计可满足重整原料初馏点的调整和脱除石脑油加氢反应物中的H2S、NH3及H2O，塔顶为含硫的轻石脑油，塔底为合格的重整原料精制石脑油。含硫的轻石脑油进入拔头油汽提塔，脱除硫化氢后送入脱丁烷塔，分离液化气。（5）预加氢原料与产物换热器采用双壳程换热器提高了换热效率，降低了能耗，减少换热器台数，减少了系统压降。（6）蒸发塔塔盘采用高效DJ型塔盘，在保证分离精度和处理量的同时，减少了塔板数，降低了塔高、减少了塔径，节省了投资费用。2、重整部分工艺特点重整部分的目的是通过

7、重整反应、再接触及稳定工艺过程，生产富含芳烃的高辛烷值汽油组分和氢气。（1）采用UOP的超低压连续重整工艺，可得到高的C5+ 液体产率、高的芳烃产率和氢气产率。反应器采用四台叠置式，反应器内物流为上进上出（中心管上流式）。（2）由于全厂产氢多于用氢，故采用因此重整产氢经循环氢压缩机升压、一级低温再接触及脱氯后多余部分送至燃料气管网。仅作为本装置预加氢补充氢、催化剂部分还原用氢和柴油加氢装置用氢送至重整氢压缩机增压和进行二级再接触。（3）重整反应产物高分油经再接触系统后，进入602-C-201脱戊烷塔，塔顶气返回增压再接触系统，以提高液化石油气回收率。（4）重整混合进料换热器采用焊板式换热器，可

8、以深度换热，降低能耗，减少系统压降和占地。（5）重整进料设置注硫设施，以调节进料适宜的含硫量。（6）重整反应加热炉采用“四合一”箱式加热炉，U型低压降Cr9Mo炉管，低NOx燃烧器。对流段设有3.5MPa蒸汽发生系统，加热炉热效率可达90% 以上。（7）循环氢压缩机采用1.0MPa凝汽透平驱动的离心式压缩机；重整氢增压机采用离心式压缩机。（8）反应产物空冷采用表面蒸发式空冷器。3、催化剂再生工艺特点催化剂再生是采用UOP的“CycleMax”，实现催化剂连续循环，同时完成催化剂再生。催化剂的循环和再生由催化剂再生控制系统CRCS来控制。（1）再生器内部是两层约翰逊筛网结构，内层网为倒梯形锥网，

9、其主要目的：一是减少待生催化剂在再生器顶层高温、高水、低氧烧焦区的停留时间，有利于减少催化剂比表面的损失；二是增加催化剂在再生器低层部位的停留时间，确保催化剂进入氯化区前烧焦完全。（2）还原区位于重整第一反应器顶部，降低了再生系统的高度。还原区为两段还原，在上部床层进行低温还原，脱除大量水分；在下部床层干燥条件下进行高温还原，防止高温、高水环境造成催化剂活性损失。（3）可直接采用再接触的重整氢作为催化剂还原氢，也可用PSA高纯氢作为催化剂还原氢？；氯化段采用蒸汽套管加热方式加热氯化物。（4）催化剂输送系统采用“L”阀组提升；提升管采用无直角弯头的特殊弯管，使催化剂的磨损减至最小。（5） 待生催

10、化剂的提升气和淘析气都采用氮气，分别设提升风机及除尘风机进行氮气循环，保障系统安全性，并降低了对粉尘收集系统的要求。（6）设计了两套催化剂加料系统，既可向系统及时补充损耗的催化剂，又可实现装置不停车在线装卸更换催化剂。（7）为了符合环保要求，再生废气排放设置了碱洗系统？。（8）再生系统通过闭锁料斗实现对催化剂再生循环量的控制。4、苯抽提部分（1）采用高选择性主溶剂环丁砜加专用助溶剂的复合溶剂体系，提高了原料的适应性和芳烃收率。（2）苯产品采用白土进行精制，脱除微量烯烃，保证苯的酸洗比色指标合格。（3）采用非临水抽提蒸馏技术，减少了溶剂损耗和系统设备管线的腐蚀。（4）溶剂连续再生技术提高了贫溶剂

11、质量。（5）采用AD浮阀和温度灵敏塔板控制提高了分离精度。（6）溶剂回收塔和溶剂再生系统采用较大真空度操作技术，降低了分馏塔的高度和塔板数，节省了投资费用。（7）采用密封性能较好的屏蔽泵，防止高纯苯经密封泄漏污染环境。（8）设置了添加单乙醇胺系统，可适时调节溶剂PH值，减少了设备管线的腐蚀。第二节 工艺流程说明一、石脑油加氢精制单元工艺流程由延炼常压来的直馏石脑油和本装置柴油加氢提供的少量加氢精制石脑油混合后一起进入原料缓冲罐（601-D101），缓冲脱水后在流量控制下经进料泵（601-P101A/B）升压后与循环氢混合，经混合进料换热器（601-E101AD）壳程与反应产物换热，（换热器有温

12、控付线可调整加热炉的负荷），并经进料加热炉（601-F101）加热升温至反应温度后进入预加氢反应器（601-R101）。原料油在催化剂和氢气的作用下进行加氢精制反应，脱除原料中的有机硫、氮、氯化合物和金属杂质，并使烯烃饱和。反应产物经高温脱氯反应器（601-R102）脱除其中的氯后，进入601-E101AD管程和进料换热，并与来自除盐水罐（601-D107）经水洗水注入泵（601-P106）升压的除盐水混合洗涤产物中的氨盐，再经反应产物空冷器（601-A101 AC）和水冷（601-E102AB）冷凝冷却后进入反应产物分离罐（601-D102）。反应产物在601-D102中进行气液分离，氢气从

13、顶部引出与来自重整部分的补充氢会合后进入循环氢压缩机入口缓冲分液罐（601-D105）除去携带的液体，从顶部经保温伴热管道进入循环氢压缩机（601-K101A/B）升压后循环至反应系统；液体产物从601-D102在液位控制下分别经过蒸发塔进料/塔顶换热器（601-E104）管程和蒸发塔进料/塔底换热器（601-E103 AD）管程，与塔顶、底物流换热后进入蒸发塔进料位置（601-C101）。塔顶的轻组份、硫化氢和微量水依次经601-E104换热、蒸发塔空冷器（601-A102A/B/C）和水冷（601-E105A/B）冷凝冷却后进入蒸发塔回流罐（601-D103）。回流罐内含硫化氢的气体在压力

14、控制下送出装置，至干气脱硫装置进行脱硫化氢。液相一部分经蒸发塔回流泵（601-P103A/B）升压后，在液位、流量串级控制下返塔；另一部分在流量与601-C101顶灵敏板温度串级控制下，经拔头油汽提塔进料泵（601-P104A/B）升压与汽提塔进料换热器（601-E106A/B）换热后何介质？进入拔头油汽提塔进料位置（601-C102）。蒸发塔底的汽油大部分经重沸炉泵（601-P102A/B）由流量控制进入汽提塔重沸炉（601-F102）加热后返回蒸发塔，其余部分经蒸发塔进料塔底换热器（601-E103 AD）壳程换热，作为重整反应进料。蒸发塔回流罐（601-D103）来的轻石脑油在拔头油汽提

15、塔进行分离，塔底的精制轻石脑油一部分经与进料换热器（601-E106A/B）换热后作为脱丁烷塔的进料，一部分经拔头油汽提塔重沸器（601-E109）加热后返回塔底作热源。塔顶物料经塔顶水冷（601-E107A/B）冷却后进入回流罐，回流罐（601-D104）气体与预加氢气液分离罐顶气一起送至干气脱硫装置处理，回流罐（601-D104）液相部分经泵（601-P105A/B）打回流。为防止蒸发塔、拔头油汽提塔塔顶系统设备管线的硫化氢腐蚀，设有一套注缓蚀剂系统，包括缓蚀剂罐（601-D-106）、注缓蚀剂泵（601-P108）及塔顶注入管线等。石脑油加氢催化剂开工时如果需要进行湿法预硫化，预留了向预

16、加氢反应器进料注硫的注硫罐（602-D-210）、注硫泵（601-P107）及注入管线。二、重整单元工艺流程来自石脑油加氢蒸发塔进料/塔底油换热器（601-E103 AD）壳程的精制石脑油经流量控制后，进入焊接板式混合进料换热器（602-E201），与来自循环氢压缩机（602-K201）的氢气混合并与反应产物换热后，再进入进料加热炉（602-F201）继续加热至重整反应所需温度后进入第一重整反应器（602-R201），物流经反应器内的扇形筒径向通过连续向下移动的重整催化剂床层，在临氢条件下进行重整反应。由于主反应为吸热反应,温度降低的反应产物经反应器内上流式中心管流出,进入第一中间加热炉（60

17、2-F202）升温至反应温度后，继续进入第二重整反应器（602-R202），物流以与602-R201相同的过程在602-R202中继续进行重整反应，反应产物以与上相同的过程顺次进入第二中间加热炉（602-F203）、第三重整反应器（602-R203）和第三中间加热炉（602-F204）、第四重整反应器（602-R204）进行加热和反应。最终反应产物从602-R204流出后大部分进入混合物进料换热器（602-E201）与进料换热，少部分经催化剂收集器吹扫置换气换热器（602-E202）管程与反应器底部催化剂收集器前的吹扫置换气换热，经602-E201、602-E202换热后的反应产物与闭锁料斗来

18、的氢气一起进入反应产物空冷器（602-A201AH）冷凝冷却，然后与增压气聚液器（603-M302）来的凝液、重整增压机一级入口分液罐（602-D221）来的凝液、以及来自还原段的还原气混合后进入反应产物分离罐（602-D-201）中进行气液分离。氢气经过重整循环氢压缩机（602-K201）升压后，一部分返回重整反应系统循环，一部分进入反应器置换气换热器（602-E202）作为置换气，一部分经过1号再接触空冷（602-A202A/B）后与反应产物分离罐底泵（602-P-201 A/B）的来油、脱戊烷塔回流罐（602-D205）顶气以及重整增压机二级入口分液罐（602-D220）底油混合后一起进

19、入再接触冷却器（602-E205），冷却至4时进入1号再接触罐（602-D202）中进行气液分离。602-D202顶气经氢气脱氯罐（602-D204A/B）脱氯后一部分送入燃料气管网，一部分进入增压机一级入口分液罐（602-D221）进行气液分离，分离后的气体进入重整氢气增压机（602-K202A/B/C）进行一级压缩，压缩后的气体经一级出口空冷（602-A208）冷却后进入增压机二级入口分液罐（602-D220）进行气液分离。分离后的气体经重整增压机（602-K202A/B/C）二级压缩后，再经二级出口空冷（602-A203）冷却后与一号再接触罐底泵（602-P202A/B）的来油混合后一起

20、进入2号再接触罐（602-D203）进行气液分离，罐顶的高纯氢气大部分送出装置，其余部分分别送至预加氢部分、催化剂再生部分及燃料气管网。再接触罐（602-D203）底液体物料通过液位控制靠自压与脱戊烷塔进料/塔底换热器 （602-E206AD）壳程换热后进入脱戊烷塔（602-C201），塔底组分一部分依次与脱戊烷塔进料换热器 （602-E206AD）、脱C6塔（602-C203）进料换热器 （602-E212AC）换热后进入脱C6塔（602-C203）；一部分通过塔底重沸炉泵（602-P203A/B）进入脱戊烷塔底重沸炉（602-F205），升温至235后作为热源返塔。C5- 轻组分从塔顶馏出

21、，经脱戊烷塔顶空冷器（602-A204 A/B）、水冷（602-E207A/B）冷凝冷却后，在回流罐（602-D205）中进行分离，气相部分送到重整氢增压机（602-K202）一级出口，回收其中的轻烃(也可以排放至装置内燃料气管网)，少部分送到原料缓冲罐给其充压。液相部分经脱戊烷塔回流泵（602-P204A/B）由液位和流量串级控制回流量，部分经脱丁烷塔（602-C202）进料泵（602-P208A/B）升压后与拔头油气提塔塔底产物混合后，经脱丁烷塔进料换热器（602-E208 A/B）换热后进入脱丁烷塔（602-C202）。602-C202塔底物流大部分经脱丁烷塔重沸器（602-E210）加

22、热后返回塔底供热，其余部分轻汽油经脱丁烷塔进料换热器（602-E208 A/B）管程换热后，通过轻汽油冷却器（602-E209A/B）作为汽油调和组分送至罐区。脱丁烷塔（602-C202）塔顶物料经塔顶空冷器（602-A205）、水冷（602-E211）冷却后进入回流罐，回流罐（602-D207）气体排至本装置燃料气管网作为加热炉燃料，回流罐（602-D207）液相部分经泵（602-P205A/B）打回流，部分液化气组份作为无硫液化气产品外送至液化气储罐。脱戊烷塔（602-C201）塔底组分进入脱C6塔（602-C203）进一步进行分离，脱C6塔（602-C203）塔底C6+ 组分部分经塔底泵

23、（602-P207A/B）升压，与脱C6塔进料换热器 （602-E212AC）换热后，经脱C6塔底空冷器（602-A206A/B）、水冷器（602-E213）冷却后，作为稳定汽油调和组分去汽油罐区；部分经脱C6塔重沸器（602-E214）加热后作为热源返塔。C6- 组分经脱C6塔顶空冷（602-A207AF）、水冷（602-E215A/B）冷却后进入回流罐（602-D208），气相部分通过压控阀排放至放空系统，液相部分C6馏分通过脱C6塔（602-C203）回流泵（602-P206A/B）升压，部分回流，部分作为苯抽提原料送至苯抽提部分。在重整反应系统中设有注硫泵、开工注氯泵和当催化剂再生部分

24、停工期间的注氯和注水设施。为回收重整加热炉602-F201F204的烟气余热在“四合一”炉对流段设一套蒸汽发生系统，产生的3.5MPa蒸汽约51T/h。三、催化剂再生单元工艺流程催化剂依靠重力作用依次从602-R201、602-R202、602-R203、602-R204四个反应器流至反应器底部的催化剂收集器。在收集器内，来自吹扫置换气换热器（602-E202）的循环氢由重整循环氢压缩机出口来置换催化剂所携带的烃类，然后待生催化剂靠重力作用自收集器底部流出，与“L”阀组上升的氮气逆流置换实现氢气环境与氮气环境的转换后，向下流至“L”阀组。自提升风机（603-K304）来的提升氮气将催化剂提升至

25、再生器（603-R301）顶部的分离料斗（603-D303）。在分离料斗中，来自除尘风机（603-K303）的淘析气将催化剂中的少量粉尘自分离料斗顶部吹到粉尘收集器（603-S301）中。粉尘收集器顶部出来的气体一部分经除尘风机（603-K303）增压后作为淘析气使用，另一部分作为提升氮气由提升风机（603-K304）循环回“L”阀组。粉尘收集器达到一定差压后，启动反吹程序，自动吹扫粉尘收集器过虑布袋上的催化剂粉尘，催化剂粉尘经粉尘收集罐（603-D304）收集后，送厂家回收。依靠重力作用，催化剂从分离料斗（603-D303）通过8根下降管进入再生器（603-R301）顶部。待生催化剂在再生器

26、内自上而下依次经过烧焦区、再加热区、氯氧化区、干燥区、冷却区。再生风机（603-K301）出口引出的直接密封气既预热来自分离料斗的催化剂又对再生器外网起密封作用。在烧焦区和再加热区，催化剂通过内外两个锥状筛网之间的环形区向下流动， 经再生风机（603-K301）循环的含氧热再生气体径向通过催化剂床层，完成催化剂烧焦后向上流动去再生风机（603-K301）入口，再生烧焦所需温度由再生气空冷器风机（603-K302）的出口蝶阀开度和再生气电加热器（603-EH303）的输出功率来调节，再生烧焦所需的空气由氯氧化区上流气体提供。再加热区内可对烧焦不完全的催化剂进行二次烧焦，同时对进入氯化区催化剂有加

27、热作用。催化剂继续向下流动至氯氧化区。有机氯化物经再生注氯罐（603-D312）、再生注氯泵（603-P302A/B）和经蒸汽加热器汽化后进入氯氧化区，进入氯氧化区的有机氯化物（四氯乙烯）与干燥区来氯化区的气体混合后穿过催化剂床层并向上流动，完成了对催化剂氯化氧化更新。在干燥区，要除去烧焦、氯氧化所产生的水分，以确保催化剂的良好性能。催化剂在该区的流动与在氯化区相似，热的干燥空气向上流经催化剂床层，一部分从环形空间向上进入氯氧化区，在保证烧焦区氧含量充足的情况下，多余部分从干燥区出口排出。干燥区所需温度由空气电加热器（603-EH304）提供；冷却区位于再生器底部，用干燥的冷空气对催化剂进行冷

28、却，同时预热了去干燥区的空气。冷却后的催化剂靠重力作用自再生器底部流出，与氮封罐上升的氮气逆流置换后进入氮封罐，经过氮封罐（603-D307）后催化剂由氧环境切换为氢气环境，然后进入闭锁料斗（603-D308），利用闭锁料斗来控制催化剂的循环量，完成催化剂从低压的再生区输送回高压的反应器还原段的压力转换。催化剂依靠重力自闭锁料斗底部送至另一再生催化剂“L”阀组，由低温脱氯罐（603-D204A/B）出口来的富氢气体作为提升气，通过增压气聚集器（603-M302）、增压气加热器（603-E302），利用再生“L”阀组将再生过的催化剂提升至反应器顶部的还原区。氧化态的催化剂流经还原区，被富氢气体还

29、原成还原态（采用二段还原工艺）。还原氢气来自增压气聚集器（603-M302），在还原气换热器（603-E301AC）中与还原尾氢换热后，先去一号还原气电加热器（603-EH301）加热，一部分作为一段还原氢去一段还原区，另一部分作为二段还原氢去二号还原气电加热器（603-EH302）加热到所需温度后进二段还原区；一、二段还原尾氢汇合后经还原气换热器（603-E301AC）换热后再由过滤器虑去携带粉尘后经压控去重整增压机602-K202（也可以去重整产物分离罐）。催化剂依靠重力自还原区底部流入一反、二反、三反、四反，完成催化剂的循环。增压气聚集器（603-M302）液体靠自身压力送至重整反应产物

30、分离器。从再生器排出的含有HCl、Cl2和CO2等的酸性气体采用两级处理工艺。第一级是文丘里洗涤器（603-S301），它使酸性气体与来自碱液循环泵（603-P301A/B）经碱液冷却器（603-E303）冷却的部分碱液混合。混合物通过文丘里洗涤器（603-S301），大部分的HCl和氯气被去除后送入第二级处理装置-放空气洗涤塔（603-D309）下部。其余碱液分成两股经过上分配器和下喷嘴分别从603-D309的上部和下部进入，并与向上流动的放空气在石墨或陶瓷拉西环填料层中充分接触洗涤，洗涤后的放空气从塔顶直接排入大气。碱液从塔底流出进行再循环，利用补充新碱液的方法控制循环碱液的PH值，少量废

31、碱液送出装置处理。补充碱液和除盐水分别由系统管网提供，再经再生注碱罐（603-D310）、再生注碱泵（603-P303A/B）和再生注水罐（603-D311）及再生注水泵（603-P304A/B）送至603-P301A/B出口管线。为防止破沫网因结盐造成压降过大，设置了上喷嘴不定期向网底部喷水，以溶解上面的盐。含有催化剂粉末的淘析气体进入到粉尘收集器（603-S301），定期将粉末通过收集器下部的粉尘收集罐（603-D304）装桶回收。在反应器底部的待生催化剂“L”阀组之前及氮封罐顶部有两处催化剂添加系统，各包括一个催化剂添加料斗（603-D301、603-D305）、一个催化剂加料闭锁料斗（

32、603-D302、603-D306）。操作时可定期不停工在线将催化剂加入到再生工序中，以补充再生淘析过程中所带走的催化剂粉尘和催化剂的损失。四、产汽部分工艺流程自系统来的除盐水经除氧器（607-D-702）液控进入除氧器头除氧后，再进入除氧器水箱。除氧水由锅炉给水泵607-P-702A/B升压至5.72MPa，经汽包液位调节阀和给水混合器(607-M-701)控制给水温度后进入加热炉的省煤器，加热至210左右进入汽包607-D-701。汽包的水由热水循环泵607-P-701A/B强制循环进入加热炉的蒸发段，发生4.22MPa的中压饱和蒸汽。汽包所产饱和蒸汽进入加热炉的过热段过热至450左右，经

33、过减温器607-M-702减温后进入装置3.5MPa蒸汽管网，供装置3.5MPa凝汽式汽轮机和苯抽提单元使用，不足部分由外来3.5MPa蒸汽补充。系统的连续排污水进连续排污扩容器607-D-703，闪蒸出的的低压蒸汽进除氧器进行回收，607-D-703的水在控制液位的情况下，进入定期排污扩容器607-D-704，与汽包定排污水排入排污冷却池冷却后由污水回收泵607-P-703A/B送至循环热水系统。另外还设置了一套双罐双泵型磷酸盐加药装置供产汽调节炉水磷酸根浓度用。蒸汽发生系统的水循环采用强制循环方式，其优点是受热面的布置灵活，汽包与蒸发受热面之间不需要有一定的高度差，汽包不必布置在蒸发受热面

34、上方，甚至汽包的位置可以在受热面的下方，降低了加热炉回收系统高度。五、苯抽提部分流程5.1 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，实现苯与非芳烃的分离。来自上游重整装置的脱C6馏分进入抽提蒸馏塔进料缓冲罐501-D-101，为保证抽提蒸馏塔进料苯含量（质量分数）在30%以上而且相对稳定，部分产品在流量控制下返回到501-D-101，在罐内混合后作为抽提蒸馏塔的原料。501-D-101设氮封和高低液位指示报警。抽提蒸馏原料由泵501-P-101抽出升压后在流量控制下，进入抽提蒸馏塔原料/贫溶剂换热器501-E-101,与来自501-P-106的贫溶剂换热，通过调节换热器的贫

35、溶剂旁路量，控制换热前后贫溶剂总管的温度差为58左右。换热后，抽提蒸馏塔原料汽化以气相状态自第28块塔板（自下而上，下同）进入抽提蒸馏塔501-C-101。与抽提蒸馏换热完的贫溶剂由贫溶剂水冷器501-E-102冷却后进入501-SR-101过滤器，滤去脏物后，自第67块塔板进入抽提蒸馏塔。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501-E-102的贫溶剂旁量来控制。抽提蒸馏塔设有86块浮阀塔板。塔顶压力由压力控制器通过分程控制回流罐501-D-102通氮气量与放空量进行调节。抽提蒸馏塔釜再沸器501-E-104采用2.2MPa蒸汽（由中压蒸汽与中压脱氧水减温减压而来）

36、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80%）由定流量控制，次流股流量（约20%）由第21块灵敏板温度与流量串级控制。调节再沸器蒸汽凝水量保持蒸汽凝水罐501-D-103的液位稳定。在贫溶剂进料口以上设有溶剂回收段，通过顶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（87，60kPa）经塔顶空冷器501-A-101冷凝，然后经水冷501-E-103冷却后，流入塔顶回流罐501-D-102。回流罐501-D-102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，将在水包中分出少量的水，自流排放。回流罐的非芳烃经泵50

37、1-P-102抽出升压后，一部分在流量控制流下作为回流打入抽提蒸馏塔第86块塔板，另一部分作为非芳烃副产品，在回流罐液位与流量控制下送出装置。抽提蒸馏塔底富溶剂由泵501-P-103自塔釜抽出，由塔底液位和流量串级控制，首先进入苯闪蒸罐加热器501-E-108作为加热热源，然后进入溶剂回收塔501-C-102。5.2 溶剂回收与再生重整抽提蒸馏塔塔釜的富溶剂进入溶剂回收塔501-C-102的第21块塔板，该塔共有44块浮阀塔板，在减压下操作，塔底设有一个再沸器501-E-106，采用2.2Mpag蒸汽作为热源，加热量由塔的第7块温度?与再沸器出口蒸汽凝水流量串级进行控制。经过减压蒸馏，苯以蒸汽

38、形式从塔顶蒸出，经过塔顶空冷器501-A-102冷凝，再经水冷器501-E-105冷却至40后进入回流罐501-D-104。回流罐501-D-104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，靠静压自流排出。回流罐中的一部分苯经过泵501-P-105升压后，在流量控制下打入回收塔顶作为回流，其余部分经过泵501-P-104升压后，送往白土罐加热器501-E-107。塔釜贫溶剂由贫溶剂泵501-P-106抽出升压，绝大部分送去501-E-101与抽提蒸馏塔进料换热，少部分去溶剂再生罐501-D-108进行减压蒸发再生。溶剂再生罐501-D-108实际上是一个减压

39、蒸发器。溶剂再生罐501-D-108底设有内插式加热器501-E-110，采用2.2Mpag蒸汽做加热热源，加热量由蒸汽凝水流量进行调节。自贫溶剂泵501-P-106来的小股贫溶剂由再生罐液面和流量串级控制流量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501-P-108？抽出，一部分循环回501-D-109，调节循环量维持罐液位恒定，其余再生溶剂送至贫溶剂泵501-P-106的入口或抽提蒸馏塔的贫溶剂过滤器501-SR-101前管线。罐底残渣不定期排除。溶剂回收塔501-C-102和溶剂再生罐501-D-108均在真空负压下操作，残压分别由塔顶或罐顶的压力控制器控制回收塔抽真空泵5

40、01-P-114和再生罐抽真空泵501-P-116的吸入量进行调节。抽真空泵为爪式干式真空泵。抽真空泵501-P-116前还设置有罗茨增压器501-P-115。特殊情况下，当回收塔抽真空泵501-P-114出现故障时，再生罐抽真空泵501-P-116及其增压器501-P-115还可以作为501-P-114的备用泵，以保证溶剂回收塔501-C-102的连续不间断操作。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，以避免溶剂与空气接触造成氧化。抽提蒸馏塔、溶剂回收塔和溶剂再生罐的再沸器使用2.2Mpa蒸汽以避免溶剂的局部过热。当系统中贫溶剂的PH值下降

41、时，可以通过单乙醇胺罐501-D-110向再生溶剂罐501-D-109中注入少量缓蚀剂（单乙醇胺），调节贫溶剂PH值在5.07.0之间。5.3 苯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他杂质，会显著的影响到苯产品的酸洗比色和中性试验的指标。为了除去这些痕量杂质，苯产品需经白土处理。从501-P-104来的苯产品在501-E-107通过2.2MPag蒸汽加热（使用初期加热温度稍低，末期加热温度为180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罐501-D-105A/B，脱除微量烯烃和其他杂质。白土罐由压力与流量组成的选择控制系统控制适当的压力（1.

42、31.5MPa）以保持液相操作。经过白土罐处理后的苯产品进入苯闪蒸罐501-D-106脱除其中含有微量重组分。苯闪蒸罐内装有2米高的金属板波纹填料。苯闪蒸罐加热器501-E-108采用抽提蒸馏塔底的富溶剂作为加热源，加热量由501-D-106的液位控制？富溶剂的旁路流量调节。苯闪蒸罐底部的重组分由重组分泵501-P-117间歇地输送出装置，送到上游脱C6塔进料管线。苯闪蒸罐顶苯蒸汽经过空冷器501-A-103、水冷器501-E-109冷却至40后，进入苯闪蒸罐回流罐501-D-107。回流罐中的一部分苯经过泵501-P-107升压后，在流量控制下打入苯闪蒸罐顶作为回流，其余部分在苯闪蒸罐液位与

43、流量控制下送入苯检验罐501-D-111A/B。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501-P-109送出界区。不合格产品也送出装置重新处理。第三节 工艺参数和设计指标一、工艺参数1、预加氢操作条件（1）预加氢反应（601-R-101）项目石科院推荐数据设计采用数据氢分压MPa1.62.5（反应总压）反应温度280320350（最高）氢油比v/v94100体积空速h-166（2）蒸发塔（601-C-101）、拔头油气提塔（601-C-102）项目601-C-101601-C-102塔顶温度147.188.4塔底温度235.3157.8回流罐压力MPa（g）1.21.55回流比

44、（对进料w%）0.350.392、重整部分主要操作条件（1）重整反应操作条件及主要结果项 目设计值进料流量，kg/h150000WAIT，529WABT，493温降（一反/二反/三反/四反），145/83/64/33氢油摩尔比，mol/mol2.20WHSV，h-12.52各反催化剂装填比例18/20/25/37平均反应压力（表），MPa0.35气液分离器压力（表），MPa0.24气液分离器温度，40C5+ 产品研究法辛烷值102C5产品液收，wt%90.56C5产品芳含，wt%78.15芳烃产率，wt%70.77纯氢产率，wt%4.09催化剂循环速率，kg/h（磅/小时）907（2000）催

45、化剂积炭速率，kg/h（磅/小时）45.40（100）*数据由石油化工科学研究院提供（2）重整分馏项目脱戊烷塔602-C-201脱丁烷塔602-C-202 脱C6塔 602-C-203塔顶温度92764896塔底温度226213261614塔顶压力MPa（g）1.00850.07回流比（对产品w%）277393327（3）一号再接触：温度：4 压力：0.49MPa（4）二号再接触：温度：14.7 压力：2.1MPa3、催化剂再生项目 再生器603-R301（烧焦）还原一段二段温度烧焦区入口4771539725 （入口）48225 （入口）干燥区入口56520压力MPa（g）0.250.010.

46、580.584、碱洗塔 温度：43 压力：常压5、苯抽提部分（1）抽提蒸馏、溶剂回收塔项 目抽提蒸馏塔501-C-101溶剂回收塔501-C-102塔 顶 温 度 8764塔 底 温 度 173176塔顶压力MPa 0.06（g）-0.04溶剂/进料比w/w4.4 -贫溶剂进塔温度C102-C6馏分进塔温度C99-回流比（对产品w/w）0.412.00（2）白土罐、溶剂再生罐项 目白土罐501-D-105溶剂再生罐501-D-108苯闪蒸罐501-D-105温 度18017489压 力MPa1.5-0.0960.03二、原料及产品组成及性质（一）原料组成及性质本装置的原料为延安炼油厂常压蒸馏装置提供的低辛烷值直馏石脑油130.48万吨/年及本项目柴油加氢精制装置提供的石脑油4.39万吨/年。直馏石脑油的组成及性如表2.1.1 所示，重整进料的组成见表2.1.2及表2.1.3。 表2.1.1 直馏石脑油的组成及性质密度 kg/m3732.4ASTMD-86馏程初馏点10%30%50%70%90%终馏点6584102115128144164族组成，wt%族组成，wP