寶鋼化二廠工藝簡介

1、化二廠化二廠工藝簡介工藝簡介2021-12-23主要內(nèi)容主要內(nèi)容 分廠分廠基本情況基本情況 化產(chǎn)品二廠共有三個作業(yè)區(qū)：苯加氫作業(yè)化產(chǎn)品二廠共有三個作業(yè)區(qū)：苯加氫作業(yè)區(qū)、蒽萘作業(yè)區(qū)和洗油作業(yè)區(qū)。區(qū)、蒽萘作業(yè)區(qū)和洗油作業(yè)區(qū)。 主要化產(chǎn)品有：純苯、甲苯、二甲苯、非主要化產(chǎn)品有：純苯、甲苯、二甲苯、非芳烴、芳烴、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)、輕質(zhì)、輕質(zhì)混合油（混合油（LROLRO）。）。 作業(yè)區(qū)生產(chǎn)簡介作業(yè)區(qū)生產(chǎn)簡介苯加氫：苯加氫： 苯加氫作業(yè)區(qū)目前有苯加氫作業(yè)區(qū)目前有2

2、2套套KKKK加氫裝置，分別是：三期加氫裝置，分別是：三期KKKK加氫裝置和新一期苯加氫裝置。兩套裝置均采用德國加氫裝置和新一期苯加氫裝置。兩套裝置均采用德國KKKK加氫生產(chǎn)工藝。加氫生產(chǎn)工藝。 原料來源：煤精廠焦化粗苯原料來源：煤精廠焦化粗苯（RCNRCN）和化一廠脫酚輕油和化一廠脫酚輕油（BLOBLO）。 主要產(chǎn)品有：純苯、甲苯、二甲苯、非芳、主要產(chǎn)品有：純苯、甲苯、二甲苯、非芳、C C9 9。 三期三期KKKK加氫裝置設(shè)計能力：原料處理量加氫裝置設(shè)計能力：原料處理量 6.3t/h 6.3t/h 年處理粗苯量為年處理粗苯量為50000t/a50000t/a 新一期苯加氫裝置設(shè)計能力：原料處

3、理量新一期苯加氫裝置設(shè)計能力：原料處理量12.6t/h12.6t/h 年處理粗苯量為年處理粗苯量為100000t/a100000t/a 作業(yè)區(qū)生產(chǎn)簡介作業(yè)區(qū)生產(chǎn)簡介蒽萘：蒽萘： 蒽萘作業(yè)區(qū)目前有蒽萘作業(yè)區(qū)目前有3 3套裝置，分別是：三期精萘裝置、精套裝置，分別是：三期精萘裝置、精蒽咔唑裝置、蒽醌裝置蒽咔唑裝置、蒽醌裝置（已經(jīng)停產(chǎn)）（已經(jīng)停產(chǎn)）。 主要產(chǎn)品有：精萘、精蒽、咔唑。主要產(chǎn)品有：精萘、精蒽、咔唑。 精萘裝置設(shè)計能力：原料處理量精萘裝置設(shè)計能力：原料處理量11800t/a11800t/a，原料來自化，原料來自化一廠一廠95N95N和洗油和洗油95N95N 精蒽咔唑裝置設(shè)計能力：原料處理精

4、蒽咔唑裝置設(shè)計能力：原料處理AATOAATO量量41340t/a41340t/a，原，原料來自化一廠料來自化一廠 作業(yè)區(qū)生產(chǎn)簡介作業(yè)區(qū)生產(chǎn)簡介洗油：洗油： 洗油作業(yè)區(qū)目前有洗油加工洗油作業(yè)區(qū)目前有洗油加工裝置裝置和油品配置和油品配置裝置裝置。 洗油加工裝置洗油加工裝置主要產(chǎn)品是主要產(chǎn)品是-甲基萘甲基萘和和95N95N。原料原料為：為：DMNO-1DMNO-1和和NOHNOH（來自化一）。（來自化一）。 洗油加工裝置設(shè)計能力：年處理洗油加工裝置設(shè)計能力：年處理DMNO-1 8572t/aDMNO-1 8572t/a 年處理年處理NOHNOH 8661t/a8661t/a 年處理合計年處理合計 1

5、7223t/a17223t/a 油品配置裝置主要產(chǎn)品有：老混油（油品配置裝置主要產(chǎn)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加氫工藝簡介加氫工藝簡介粗 苯粗 苯原 料原 料大槽大槽二套二套KKKK加氫加氫生產(chǎn)裝置生產(chǎn)裝置 二甲苯蒸二甲苯蒸餾單元餾單元萃取蒸餾萃取蒸餾單單 元元加氫精制加氫精制單單 元元預(yù)蒸餾預(yù)蒸餾單單 元元 重苯重苯外界氫氣外

6、界氫氣BTXSBTXS餾分餾分BTBT餾分餾分非芳非芳烴烴二甲苯二甲苯 C9餾分餾分 XSXS餾分餾分純純 苯苯甲甲 苯苯C8餾分餾分 KKKK加氫工藝簡介加氫工藝簡介 粗苯在加氫精制單元中經(jīng)多級蒸發(fā)后，進(jìn)行兩級加氫處理（預(yù)加氫、粗苯在加氫精制單元中經(jīng)多級蒸發(fā)后，進(jìn)行兩級加氫處理（預(yù)加氫、加氫凈化），反應(yīng)所需的補(bǔ)充氫氣由外界提供。粗苯加氫所產(chǎn)生的輕質(zhì)組加氫凈化），反應(yīng)所需的補(bǔ)充氫氣由外界提供。粗苯加氫所產(chǎn)生的輕質(zhì)組分及分及H H2 2S S從產(chǎn)品中分離出來是利用穩(wěn)定塔來實現(xiàn)的，并將其送往煤氣精制從產(chǎn)品中分離出來是利用穩(wěn)定塔來實現(xiàn)的，并將其送往煤氣精制廠集中處理。經(jīng)加氫處理后的產(chǎn)品三苯餾份（廠集

7、中處理。經(jīng)加氫處理后的產(chǎn)品三苯餾份（BTXSBTXS）送往預(yù)蒸餾單元。加）送往預(yù)蒸餾單元。加氫精制單元的重組分分離是利用一殘油蒸餾塔實現(xiàn)的，其重組份送往古馬氫精制單元的重組分分離是利用一殘油蒸餾塔實現(xiàn)的，其重組份送往古馬隆生產(chǎn)裝置。三苯餾份（隆生產(chǎn)裝置。三苯餾份（BTXSBTXS）在預(yù)蒸餾單元進(jìn)行蒸餾分離，被分成含有）在預(yù)蒸餾單元進(jìn)行蒸餾分離，被分成含有苯和甲苯的苯和甲苯的BTBT餾份和含有二甲苯的餾份和含有二甲苯的XSXS餾份，餾份，BTBT餾份送入萃取蒸餾單元，而餾份送入萃取蒸餾單元，而XSXS餾份送入二甲苯蒸餾單元。餾份送入二甲苯蒸餾單元。 BTBT餾份中的非芳香烴是在萃取蒸餾單元中從餾

8、份中的非芳香烴是在萃取蒸餾單元中從BTBT餾份中分離出來的，隨餾份中分離出來的，隨后作為非芳餾份產(chǎn)品送往罐區(qū)單元，蒸餾中分離出產(chǎn)品純苯、甲苯后作為非芳餾份產(chǎn)品送往罐區(qū)單元，蒸餾中分離出產(chǎn)品純苯、甲苯，最后最后送往罐區(qū)單元。送往罐區(qū)單元。 在二甲苯蒸餾中，輕組份、重組份從在二甲苯蒸餾中，輕組份、重組份從XSXS餾份中分離出來，以獲得純二餾份中分離出來，以獲得純二甲苯，輕組份與重組份一起和二甲苯被送往罐區(qū)單元，作為產(chǎn)品出廠。甲苯，輕組份與重組份一起和二甲苯被送往罐區(qū)單元，作為產(chǎn)品出廠。 100單元n 加氫精制單元包括粗笨蒸發(fā)系統(tǒng)、反應(yīng)系統(tǒng)、殘油蒸餾系統(tǒng)和穩(wěn)定塔系統(tǒng)。主要包括預(yù)蒸發(fā)器（3E-6101

9、AE）、蒸發(fā)器（3C-6101）、主反應(yīng)器（3R-6102）和加熱爐（3H-6101）等設(shè)備。n 原料粗苯（COLO）在反應(yīng)系統(tǒng)處理方法如下：雜質(zhì)如硫、氧、氮組份在催化劑作用下加氫裂解，不飽和的碳?xì)浠衔镆苍诖呋瘎┳饔孟拢託滹柡娃D(zhuǎn)化成BTXS作為予蒸餾單元的原料或送到槽區(qū)作為中間產(chǎn)品貯存。反應(yīng)所需的氫氣由外界提供 從槽區(qū)來的原料（從槽區(qū)來的原料（COLOCOLO）經(jīng)過粗苯過濾器（）經(jīng)過粗苯過濾器（3F-6101A/B3F-6101A/B）和粗苯中）和粗苯中間槽（間槽（3V-61013V-6101）到粗苯原料泵（）到粗苯原料泵（3P-6101A/B3P-6101A/B）。原料在予蒸發(fā)器（）。原

10、料在予蒸發(fā)器（3E-3E-6101AE6101AE）中通過與主反應(yīng)器反應(yīng)物進(jìn)行熱交換，被予加熱和部分汽化，）中通過與主反應(yīng)器反應(yīng)物進(jìn)行熱交換，被予加熱和部分汽化，通過混合噴嘴（通過混合噴嘴（3J-6101AE3J-6101AE）原料和從循環(huán)氫壓縮機(jī)（）原料和從循環(huán)氫壓縮機(jī)（3K-6102A/B3K-6102A/B）來）來的循環(huán)氫氣混合，從預(yù)蒸發(fā)器來的混合物經(jīng)過混合噴嘴后溫度約的循環(huán)氫氣混合，從預(yù)蒸發(fā)器來的混合物經(jīng)過混合噴嘴后溫度約177/183177/183（SOR/EORSOR/EOR），進(jìn)入蒸發(fā)器底部。），進(jìn)入蒸發(fā)器底部。 一部分高沸點組份作為殘油從底部抽到殘油塔。從殘油蒸一部分高沸點組份

11、作為殘油從底部抽到殘油塔。從殘油蒸餾塔來的輕組分作為回流，循環(huán)回到蒸發(fā)器（餾塔來的輕組分作為回流，循環(huán)回到蒸發(fā)器（3C-61013C-6101）頂部）頂部。大部分蒸發(fā)的氣體從蒸發(fā)器頂部出來，在予反應(yīng)器熱交換。大部分蒸發(fā)的氣體從蒸發(fā)器頂部出來，在予反應(yīng)器熱交換器（器（3E-61033E-6103）中被主反應(yīng)器來的反應(yīng)物進(jìn)一步加熱，從予反）中被主反應(yīng)器來的反應(yīng)物進(jìn)一步加熱，從予反應(yīng)器（應(yīng)器（3R-61013R-6101）底部進(jìn)入，通過催化劑床層向上逆流，進(jìn)行）底部進(jìn)入，通過催化劑床層向上逆流，進(jìn)行反應(yīng)反應(yīng)。反應(yīng)反應(yīng)。在預(yù)反應(yīng)器內(nèi)進(jìn)行如在預(yù)反應(yīng)器內(nèi)進(jìn)行如下反應(yīng)：下反應(yīng)： 預(yù)反應(yīng)流出物在主反應(yīng)器熱交換

12、器（3E-6104）和加熱爐（3H-6101）進(jìn)一步加熱，控制爐出口溫度在280/341（SOR/EOR）進(jìn)入主反應(yīng)器（3R-6102）頂部。KKKK加氫工藝簡介加氫工藝簡介在主反應(yīng)器內(nèi)進(jìn)行如下反應(yīng)：在主反應(yīng)器內(nèi)進(jìn)行如下反應(yīng)：烯烴的加成反應(yīng)：烯烴的加成反應(yīng)：CnH2n+H2CnH2n+2CoMo加氫脫硫反應(yīng)：加氫脫硫反應(yīng)：C4H2S+4H2CoMoC4H10+H2S加氫脫氮反應(yīng)：加氫脫氮反應(yīng)：C6H7N+H2CoMoC6H6+NH3加氫脫氧反應(yīng)：加氫脫氧反應(yīng)：C6H6O+H2CoMoC6H6+H2O副反應(yīng)，芳香烴加氫反應(yīng)：副反應(yīng)，芳香烴加氫反應(yīng)：C6H6+3H2CoMoC6H12 反應(yīng)器流出物

13、再經(jīng)過予熱交換器（3E-6105）和反應(yīng)產(chǎn)品冷卻器進(jìn)一步冷卻至40，進(jìn)入汽液分離槽（3V-6102）進(jìn)行氣體和液體的分離，水包中分離的主要是在注水過程中積累的廢水，排入廢水處理系統(tǒng)。液相碳?xì)浠衔锝?jīng)過分離槽（3V-6102）分離后，在穩(wěn)定塔予加熱器中預(yù)熱到約127后，進(jìn)入穩(wěn)定塔（3C-6102）。200單元予蒸餾單元主要是由一個予蒸餾塔（3C-6201）及相應(yīng)設(shè)備構(gòu)成。在予蒸餾單元中，經(jīng)加氫處理后的BTXS加氫油被分成含苯/甲苯的BT餾份和含二甲苯的XS餾份，為了將予蒸餾塔塔頂蒸汽作為萃取蒸餾單元的一個再沸器的熱介質(zhì)，予蒸餾是在加壓下操作的，予蒸餾塔所需的熱量是由中壓蒸汽提供的。 一部分BT餾

14、份作為回流液由回流泵（3P-6202A/B）送回塔3C-6201的頂部，另一部分經(jīng)熱交換器（3E-6201AC）和冷卻器（3E-6204）被送入萃取蒸餾單元的進(jìn)料槽（3V-6301）或槽區(qū)的BT餾份槽作為中間品貯存。予蒸餾塔（3C-6201）塔底油經(jīng)再沸器（3E-6202）加熱至212，塔底產(chǎn)品XS餾份經(jīng)冷卻器（3E-6205）送往二甲苯蒸餾單元，回收純二甲苯產(chǎn)品，或在約40時，送往界區(qū)外的槽區(qū)的XS餾份槽作為中間品貯存。 萃取蒸餾單元是由萃取蒸餾系統(tǒng)，解析系統(tǒng)、B/T分離系統(tǒng)、溶劑再生、溶劑貯存等系統(tǒng)組成，主要設(shè)備有萃取蒸餾塔（3C-6301）、解析塔（3C6102）和B/T分離塔（3C-6

15、303），溶劑再生槽（3V-6304），真空系統(tǒng)等。 萃取蒸餾單元的設(shè)計，可以以BT餾份為原料生產(chǎn)純苯和硝化甲苯，也可以以硝化甲苯為原料生產(chǎn)純甲苯。 在萃取蒸餾系統(tǒng)中分離非芳香烴是利用溶劑NFM對BT餾份中各組分蒸汽壓（沸點）的改變，達(dá)到非芳烷烴從芳香烴中分離出來的目的，在萃取蒸餾塔溶劑回收段，少量的溶劑從非芳香烴中被分離出來。萃取蒸餾塔塔底產(chǎn)品包括溶劑NFM、芳香烴，被送入解析塔（3C-6302），在解析塔中純芳香烴經(jīng)減壓蒸餾被分離作為頂部產(chǎn)品產(chǎn)出。從解析塔塔底經(jīng)解析后的熱溶劑（貧液），送入幾個熱交換器進(jìn)行換熱，最后送入萃取蒸餾塔循環(huán)使用。 一部分貧液被間歇地送入溶劑再生系統(tǒng)，在減壓狀態(tài)下蒸

16、發(fā)，除去一小部分高沸點聚合物和雜物，再生后的溶劑返回到循環(huán)系統(tǒng)中，聚合物收集后間歇地排入廢渣桶。300單元 在萃取蒸餾系統(tǒng)中，芳烴用溶劑NFM與非芳烴分離，溶劑是從塔的中部進(jìn)入。離開萃取蒸餾塔的頂部蒸餾氣中包括所有的非芳烴，少量芳烴和微量的溶劑NFM。在萃取蒸餾塔頂?shù)姆欠颊羝?，幾乎沒有溶劑NFM，經(jīng)塔頂冷凝器（3E-6305）（水冷）冷凝后，進(jìn)入回流槽（3V-6302）中。通過萃取蒸餾塔回流泵（3P-6303A/B），一部分非芳液體作為回流返回到萃取蒸餾塔頂，另一部分經(jīng)過非芳冷卻器（3E-6306）（水冷）后，作為非芳產(chǎn)品送往界區(qū)外的槽區(qū)，萃取蒸餾塔底部產(chǎn)品（約170，240KPa）主要包括

17、溶劑NFM和芳香烴（富液），用塔底泵（3P-6302A/B）送入解析塔（3C-6302）進(jìn)行解析，從溶劑中回收芳香烴。 在解析塔（3C-6302）中，純芳烴從溶劑NFM中解析，解析塔塔頂壓力約為30KPa（絕對壓力），是依靠真空裝置來維持的。芳烴蒸汽（溫度約52，壓力30KPa絕壓）從解析塔頂部出來，在解析塔冷凝器（3E-6310）水冷中冷凝后，進(jìn)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頂部作回流，另一部分作為純芳烴產(chǎn)品送入B/T分離槽（3C-6303）。 解析后的熱貧液（約198，45KPa絕壓）在塔的底部用解析塔底泵（3P-6304

18、A/B）送出。熱交換群逐步冷卻中，3E-6304中達(dá)170，3E-6309中達(dá)153,3E-6301中達(dá)145，3E-6302后達(dá)116后，進(jìn)入3C-6301上部循環(huán)使用。 一部分熱貧液間歇進(jìn)入溶劑再生槽（3V-6304）中進(jìn)行再生，減壓狀態(tài)下，利用中壓蒸汽為熱介質(zhì)的再生加熱器（3E-6312）進(jìn)行加熱，達(dá)到再生目的。 被蒸發(fā)的再生溶劑NFM蒸汽在再生冷凝器（3E-6311）中冷凝，并返回至系統(tǒng)中，再生槽（3V-6304）中的殘渣包括機(jī)械和化學(xué)不純物固體，間歇地排入殘渣桶中。 再生槽（3V-6304）的真空狀態(tài)是由真空系統(tǒng)（3X-6301）來維持的。 在萃取蒸餾系統(tǒng)中產(chǎn)生的芳烴餾份進(jìn)入B/T分

19、離塔（3C-6303），塔底硝化甲苯溫度約114，用B/T分離塔塔泵（3P-6306A/B）經(jīng)過水冷卻器（3E-6316）后，溫度約40,送往界區(qū)外的槽區(qū)貯存，純苯蒸汽從塔頂餾出，經(jīng)B/T分離塔頂冷卻器（3E-6314）（水冷）冷凝后，進(jìn)入B/T分離塔回流槽（3V-6305）用B/T分離塔回流泵（3P-6307A/B）將一部分純苯作為回流返回到3C-6303中，另一部分經(jīng)純苯冷卻器（3E-6315）冷卻后，送往界區(qū)外作為產(chǎn)品貯存在槽區(qū)的純苯產(chǎn)品槽中。400單元 在予蒸餾單元預(yù)蒸餾塔的塔底產(chǎn)出的XS餾份，根據(jù)二塔的壓力差送入二甲苯塔精餾。塔頂蒸汽在塔頂冷凝器（3E-6402）中冷凝進(jìn)入回流槽（3

20、V-6401）中，二甲苯回流泵（3P-6402）輸送部分C8餾份返回二甲苯塔作為回流，另一部分經(jīng)C8餾份冷卻器（3E-6404）送至界區(qū)外的槽內(nèi)。 在二甲苯塔較低處（在進(jìn)料層下方），混和著二甲苯等，純二甲苯產(chǎn)品在該處側(cè)線采出，在純二甲苯冷卻器（3E-6403）中冷卻后，通過泵3P-6403A/B控制其流量，送至界區(qū)外的槽中。 高沸點組份C9組份等由二甲苯塔底泵（3P-6401A/B）經(jīng)C9餾份冷卻器（3E-6405）送至槽區(qū)外的相應(yīng)槽內(nèi)。精餾過程的熱量，由中壓蒸汽為熱介質(zhì)的二甲苯塔再沸器（3E-6401）來提供。2 設(shè)計資料設(shè)備能力設(shè)備能力原料處理量 6.313t/h 年處理粗苯量為 5000

21、0t/a 年生產(chǎn)作業(yè)時間 7920小時操作度的下限 連續(xù)操作的最低負(fù)荷為上述處理能力的40% 限處理粗苯量 20000t/a原料來源 煤氣精制廠的焦化粗苯 焦油萘裝置的脫酚輕油原料組成：原料粗苯的組成 (wt%)項目項目C5C6C7C8苯苯甲苯甲苯二甲二甲苯苯乙苯乙苯苯乙苯乙烯烯C9組成組成0.150.171.100.2070.0012.042.930.111.0412.25產(chǎn)品質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)項目項目純苯純苯純甲苯純甲苯二甲苯二甲苯密度密度(g/cm3)15.6/15.60.8820.8860.8690.8730.8600.877凝固點凝固點5.50min/酸洗比色酸洗比色1max2max/苯含量苯

22、含量wl%99.95min/甲苯含量甲苯含量wl%100ppmmax90.90min/非芳烴非芳烴wtppm400max500max4.0wt%苯苯/C8芳香烴芳香烴wtppm/500max/芳香烴總含量芳香烴總含量wt%/99.95min總蒸餾范圍總蒸餾范圍1.0包括包括80.11.0包括包括110.65總硫含量總硫含量wtppm0.5max1max/殘留溶劑殘留溶劑wtppm1max1max/顏色顏色APHACPt（0）20max20max20max酸度酸度mgNaOH/100ml無（零）無（零）無（零）無（零）無（零）無（零）中間產(chǎn)品質(zhì)量指標(biāo)指標(biāo)名稱指標(biāo)名稱單位單位指標(biāo)指標(biāo)重苯二甲苯含量

23、重苯二甲苯含量wt%1.5BTXS加氫油噻吩含量加氫油噻吩含量ppm2BTXS加氫油硫含量加氫油硫含量ppm1主反出口噻吩含量主反出口噻吩含量ppm2XS餾份甲苯含量餾份甲苯含量wt%1.5非芳烴非芳烴NFM含量含量ppm0.5非芳烴純苯含量非芳烴純苯含量wt%10B/T芳香烴芳香烴NFM含量含量ppm1C9餾份二甲苯含量餾份二甲苯含量wt%60管理項目及標(biāo)準(zhǔn)管理項目管理項目管理手段管理手段管理標(biāo)準(zhǔn)管理標(biāo)準(zhǔn)管理目的管理目的COLO中間槽壓力中間槽壓力PIC109130170KPaCOLO 中間槽氮封中間槽氮封氫氣進(jìn)預(yù)蒸發(fā)溫度氫氣進(jìn)預(yù)蒸發(fā)溫度TI2265595保證預(yù)蒸發(fā)器的溫差保證預(yù)蒸發(fā)器的溫差

24、蒸發(fā)器上部溫度蒸發(fā)器上部溫度TI326166176保證蒸發(fā)器蒸發(fā)效果保證蒸發(fā)器蒸發(fā)效果出預(yù)反應(yīng)加熱器溫出預(yù)反應(yīng)加熱器溫度度TIC317190228此溫度催化劑活性最此溫度催化劑活性最高高進(jìn)蒸發(fā)加熱器料溫進(jìn)蒸發(fā)加熱器料溫度度TIC323270290保證蒸發(fā)器的蒸發(fā)效保證蒸發(fā)器的蒸發(fā)效果果進(jìn)主反應(yīng)器控制溫進(jìn)主反應(yīng)器控制溫度度TIC434280341此溫度催化劑活性最此溫度催化劑活性最高高高壓分離槽壓力高壓分離槽壓力PIC50123002500KPa保持系統(tǒng)壓力保持系統(tǒng)壓力補(bǔ)充氫氣流量補(bǔ)充氫氣流量FIC503260340Nm3/H保證反應(yīng)所需氫量保證反應(yīng)所需氫量循環(huán)氫壓機(jī)出口壓循環(huán)氫壓機(jī)出口壓力力P

25、IC51326003200KPa保證系統(tǒng)壓力保證系統(tǒng)壓力T-7113RE-71017103A/BT-7118/19制片制片包裝包裝出廠出廠T-7110洗油作業(yè)區(qū)洗油作業(yè)區(qū)PNS（2 2次濃縮、次濃縮、5 5次提純）次提純）（產(chǎn)品槽）（產(chǎn)品槽）95N(96.5%)1180011800噸噸/ /年年1035010350噸噸/ /年年精萘裝置工藝簡介精萘裝置工藝簡介PN(99.5%)精萘裝置工藝簡介精萘裝置工藝簡介 精萘裝置使用的是法國精萘裝置使用的是法國BEFSBEFS公司的公司的PROABDPROABD熔融靜態(tài)結(jié)晶工藝熔融靜態(tài)結(jié)晶工藝生產(chǎn)精萘，該工藝是采用最新的萘提純技術(shù)，能生產(chǎn)不同純度、生產(chǎn)精

26、萘，該工藝是采用最新的萘提純技術(shù)，能生產(chǎn)不同純度、等級的高純度精萘。生產(chǎn)過程分為五步提純，裝置組成主要有萘等級的高純度精萘。生產(chǎn)過程分為五步提純，裝置組成主要有萘結(jié)晶（結(jié)晶（RE-7101A/BRE-7101A/B濃縮結(jié)晶器，濃縮結(jié)晶器，RE-7102RE-7102/RE-7103/RE-7103A/BA/B提純結(jié)晶器提純結(jié)晶器）、萘制片包裝系統(tǒng)組成。）、萘制片包裝系統(tǒng)組成。 其工作原理：萘結(jié)晶提純操作是個純物理分離過程，是利用其工作原理：萘結(jié)晶提純操作是個純物理分離過程，是利用結(jié)晶從不純的液相中把萘結(jié)晶析出分離，得到純度高的產(chǎn)品。每結(jié)晶從不純的液相中把萘結(jié)晶析出分離，得到純度高的產(chǎn)品。每步提

27、純操作如下：結(jié)晶器預(yù)加熱步提純操作如下：結(jié)晶器預(yù)加熱裝料預(yù)冷卻裝料預(yù)冷卻結(jié)晶結(jié)晶熱量反送熱量反送/ /底部加熱底部加熱排放排放發(fā)汗發(fā)汗熔化熔化/ /加料熔化。加料熔化。 工藝技術(shù)特點 該工藝為 PROABD熔融靜態(tài)結(jié)晶工藝。通過DCS全自動運(yùn)轉(zhuǎn)。動設(shè)備少，維修要求和費(fèi)用都很低。結(jié)晶過程可以組合，開停工簡便，可隨開隨停，有較大的靈活性。生產(chǎn)能力設(shè)計成可擴(kuò)展的模式。適應(yīng)生產(chǎn)不同高純度等級精萘。可處理不同含萘量的原料。能源消耗低。裝置采取封閉系統(tǒng)，環(huán)境保護(hù)好。 精萘質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn) (Q/BQB 003-2008)指標(biāo)名稱指標(biāo)名稱指標(biāo)指標(biāo)優(yōu)等品優(yōu)等品一等品一等品合格品合格品外觀外觀白色粉狀、白色片狀白色粉狀

28、、白色片狀 白色略帶微紅、微白色略帶微紅、微黃粉狀、片狀結(jié)晶黃粉狀、片狀結(jié)晶結(jié)晶點，結(jié)晶點，不小于不小于80.079.8 79.6不揮發(fā)物的質(zhì)量分?jǐn)?shù)，不揮發(fā)物的質(zhì)量分?jǐn)?shù)，%不大不大于于0.01 0.02灰分的質(zhì)量分?jǐn)?shù)，灰分的質(zhì)量分?jǐn)?shù)，%不大于不大于0.003 0.004 0.006酸洗比色酸洗比色 (按標(biāo)準(zhǔn)溶液按標(biāo)準(zhǔn)溶液) 不深于不深于2 4精蒽裝置工藝簡介精蒽裝置工藝簡介精蒽裝置工藝簡介精蒽裝置工藝簡介 蒽結(jié)晶、蒸餾裝置是利用法國蒽結(jié)晶、蒸餾裝置是利用法國BEFSBEFS公司的公司的PROABDPROABD結(jié)晶結(jié)晶- -蒸餾工藝技術(shù)，直蒸餾工藝技術(shù)，直接從蒽油餾份（接從蒽油餾份（AATOAA

29、TO）制取精蒽、咔唑產(chǎn)品。本裝置是由蒽結(jié)晶、蒽蒸餾、制）制取精蒽、咔唑產(chǎn)品。本裝置是由蒽結(jié)晶、蒽蒸餾、制片三個單元組成。原料來源是焦油蒸餾當(dāng)中切取的片三個單元組成。原料來源是焦油蒸餾當(dāng)中切取的AATOAATO餾份，年處理蒽油為餾份，年處理蒽油為4134041340噸，生產(chǎn)精蒽（噸，生產(chǎn)精蒽（9 93 3% %）20002000噸噸/ /年，咔唑（年，咔唑（9 91 1% %）650650噸噸/ /年。年。 生產(chǎn)過程是采用溶劑結(jié)晶法和蒸餾。在原料槽加入溶劑（生產(chǎn)過程是采用溶劑結(jié)晶法和蒸餾。在原料槽加入溶劑（FOFO），形成蒽菲），形成蒽菲配比大于配比大于25%25%的原料，然后通過五個階段結(jié)晶，

30、主要是把菲等雜質(zhì)去除，得到的原料，然后通過五個階段結(jié)晶，主要是把菲等雜質(zhì)去除，得到含菲小于含菲小于0.5%0.5%的的FACOFACO蒸餾原料。結(jié)晶分三個部分，第一個部分主要是重結(jié)晶過蒸餾原料。結(jié)晶分三個部分，第一個部分主要是重結(jié)晶過程，有七次裝料。第二部分是洗滌結(jié)晶過程，第三部分為提純結(jié)晶過程。每次程，有七次裝料。第二部分是洗滌結(jié)晶過程，第三部分為提純結(jié)晶過程。每次結(jié)晶都有預(yù)冷卻結(jié)晶都有預(yù)冷卻結(jié)晶結(jié)晶熱量反送熱量反送/ /底部加熱底部加熱排放排放發(fā)汗發(fā)汗裝料熔化。蒸餾裝料熔化。蒸餾有三個部分組成，溶劑回收蒸餾（有三個部分組成，溶劑回收蒸餾（K-7401K-7401）、蒽咔濃縮塔（）、蒽咔濃縮

31、塔（K-7431K-7431）、蒽咔精）、蒽咔精餾塔（餾塔（K-7441K-7441）。）。 溶劑回收塔主要是把結(jié)晶排放的溶劑回收塔主要是把結(jié)晶排放的FPOFPO當(dāng)中的溶劑當(dāng)中的溶劑FOFO回收，作為結(jié)晶配料用回收，作為結(jié)晶配料用，把菲殘油（，把菲殘油（PROPRO）送到焦油裝置作為配制）送到焦油裝置作為配制SOPSOP用。用。K-7431K-7431塔是把結(jié)晶過來的塔是把結(jié)晶過來的FACOFACO進(jìn)行濃縮，然后到進(jìn)行濃縮，然后到K-7441K-7441塔進(jìn)行減壓精蒸餾，得到精蒽（塔進(jìn)行減壓精蒸餾，得到精蒽（9 93 3% %），咔唑（），咔唑（9 91 1% %）。）。補(bǔ)料補(bǔ)料STAGE 1

32、STAGE 3STAGE 2STAGE 4STAGE 5T7319T731XT7320T7310T7317T7315T7316T7318蒽結(jié)晶器蒽結(jié)晶器RE-730X流程流程圖圖排放排放排放排放排放排放排放排放洗 滌 排放洗 滌 進(jìn)料洗 滌 進(jìn)料洗 滌 排放進(jìn)料發(fā)汗補(bǔ)料補(bǔ)料補(bǔ)料補(bǔ)料補(bǔ)料發(fā)汗發(fā)汗發(fā)汗發(fā)汗發(fā)汗發(fā)汗進(jìn)料進(jìn)料進(jìn)料進(jìn)料進(jìn)料排料F A COANCZ補(bǔ)給補(bǔ)給補(bǔ)給排放排放PROFO FROM B.L AATO FPOFO排放排放溶劑油XS的再生與萘油RNO的回收 各結(jié)晶器第一步的排放液（FRO）排至T-7310槽，然后連續(xù)送入菲油蒸餾塔（K-7401）。進(jìn)塔前由XS冷卻器E-7411、FPO加

33、熱器E-7421及E-7422三個換熱器加熱，加熱的FPO進(jìn)K-7401時伴有輕組份的部分閃蒸。 在K-7401塔中XS與菲殘油（PRO）分離，輕質(zhì)XS經(jīng)過塔頂冷凝器E-7401采出，重質(zhì)XS從塔上部側(cè)線采出。塔下部一股側(cè)線氣相進(jìn)入萘油塔（K-7402）底部，塔頂回流來自塔頂部冷凝器（E-7402），同時自E-7402下部采出一部分含萘約85%的萘油，K-7402塔底油流回到K-7401底部第三塊塔板。 蒸餾所需熱量由加熱爐F-7601供給。塔底油經(jīng)P-7401泵循環(huán)，通過節(jié)能爐（F-7611）和加熱爐F-7601，向塔提供所需的熱量。部分菲殘油PRO經(jīng)熱交換器E-7422/21冷卻后送出界區(qū)

34、。蒽/咔唑蒸餾分離 來自結(jié)晶系統(tǒng)含蒽、咔唑油（FACO），用泵P-7318從T-7318槽連續(xù)地送往濃縮塔（K-7431），原料油從塔中段進(jìn)入。K-7431的熱量通過導(dǎo)熱油HO1，由E-7432再沸器供給。XS氣相被蒸汽發(fā)生器E-7431冷凝，XS的輕質(zhì)部分在E-7403中最終冷凝，被送往T-7417槽。全塔在微加壓狀態(tài)下運(yùn)行，以提高XS的溫度防止產(chǎn)生結(jié)晶。 塔底部蒽/咔唑油中的蒽和咔唑含量隨即提高，然后用泵P-7431連續(xù)地送入蒽、咔唑蒸餾塔（K-7441）。K-7441塔為減壓蒸餾塔，塔壁用導(dǎo)熱油HO2V保溫。精蒽（PAL）由K-7441的側(cè)線采出，經(jīng)管線及調(diào)節(jié)閥采出（原由P-7445定量

35、泵送出）。咔唑（PCZ）在塔下部經(jīng)P-7444定量泵采出，塔底的含菲殘油（ARO）經(jīng)P-7443泵送出，塔頂XS經(jīng)冷凝冷卻后，部分回流K-7441塔，部分送出進(jìn)入溶劑槽中。K-7441的熱量由再沸器E-7442供給，再沸器的熱量由導(dǎo)熱油（HO1）提供，導(dǎo)熱油由加熱爐加熱。產(chǎn)品輸送，制片和包裝系統(tǒng)液態(tài)的精蒽輸送和固體包裝液態(tài)的精蒽輸送和固體包裝 液體精蒽現(xiàn)不用泵P-7445連續(xù)地送往精蒽中間槽(T-7521)，再從T-7521槽用垂直液下泵（P-7521）送往蒽醌裝置和精蒽制片機(jī)（FL-7511），而是通過管線和調(diào)節(jié)閥直接輸送。蒽醌裝置發(fā)生故障時使用制片機(jī)，經(jīng)FL-7511制成的固態(tài)精蒽，進(jìn)入固

36、體貯槽T-7511后裝袋出廠。咔唑包裝：咔唑包裝： 液態(tài)咔唑（PCZ）用P-7444泵連續(xù)送往咔唑制片機(jī)（FL-7512），若出現(xiàn)故障，可用FL-7511制片，固態(tài)的咔唑入固體貯槽T-7512。 兩臺制片機(jī)均采用CW冷卻，在T-7501中CWR進(jìn)行除塵后用P-7501泵送回集水槽。 咔唑袋裝產(chǎn)品用人工堆在升降機(jī)BE-7501平板上，然后用叉車堆在倉庫中。廢水用廢水泵送出界外，廢氣在K-7611排氣洗凈后放入大氣。 目前裝置吸收兩種原料，由古馬隆裝置來的萘油（簡稱NOH）和化一來的D-甲基萘（簡稱DMNO-1）。 NOH經(jīng)過脫酚、初蒸餾、95N蒸餾工序生產(chǎn)95N送往三期精萘裝置或直接制片出廠。

37、DMNO-1經(jīng)過初蒸餾、脫鹽基、粗甲基萘蒸餾、-甲基萘蒸餾、脫吲哚、脫色等工序生產(chǎn)成品2-甲基萘（簡稱9MN）。 洗油加工裝置工藝簡介洗油加工裝置工藝簡介NOH工藝流程工藝流程 原料NOH由原料槽（3T-9712），經(jīng)泵升壓后進(jìn)入混和器（3X-9101），與原料洗凈槽（3T-9101）內(nèi)的酚鹽RPL以及配制成20%NaOH溶液按預(yù)定流量混和后進(jìn)入3T-9101，混合液在3T-9101中按比重差分離，通過界面控制上部液體BMF送到中間槽區(qū)，下部RPL除部分循環(huán)外，其余通過RPL中間槽（3T-9104），間歇送一期酚分解設(shè)備。OHONaHCNaOHOHHC25656 原料BMF經(jīng)予熱器3E-910

38、1和3E-9102加熱后進(jìn)入初蒸餾塔3K-9101。塔頂NO-R1經(jīng)凝縮器（3E-9103）、冷卻器（3E-9104）進(jìn)入回流槽3T-9102，大部分用作回流液，其余送至LRO槽貯存。3E-9104出口的未凝縮氣體由排氣洗凈塔（3K-9102）洗凈其中油份后，經(jīng)真空泵吸入后排入大氣。 粗萘油（AMO-R）、洗凈油由塔下部側(cè)線采出，冷卻后，送至槽子貯存。 塔底主要含苊的重質(zhì)成份油一部分經(jīng)塔底循環(huán)泵在加熱爐（3F-9101）中循環(huán)，提供蒸餾用的熱源。3F-9101的能源為焦?fàn)t煤氣（COG）。另一部分維持調(diào)節(jié)塔底液面并作為含苊油RAO-1拔出送往RAO-1貯槽（3E-9719）貯存。 原料AMO-R裝入95N蒸餾塔的中段，塔采用常壓運(yùn)轉(zhuǎn)，塔頂95N經(jīng)95N凝縮器（3E-9201）進(jìn)入回流槽（3T-