煉化企業(yè)歧化裝置簡介

1、歧化及烷基轉(zhuǎn)移單元和BT分餾單元培訓(xùn)教材石化公司二十萬噸聚酯裝置大芳烴籌備組1998 10第一節(jié) 概述本裝置包括兩個部分：即歧化和烷基轉(zhuǎn)移部分和苯-甲苯分餾部分。歧化及烷基轉(zhuǎn)移的主要目的是將芳烴聯(lián)合裝置中的甲苯和混合C9芳烴，在一定的溫度、壓力和臨氫條件下，催化轉(zhuǎn)變?yōu)楸?、C8混合芳烴和少量 Co+芳烴。正是由于這樣，才使芳烴聯(lián)合裝置的目的產(chǎn)品一一 PX增產(chǎn)一倍以上，同時生產(chǎn)了大量的苯。歧化及烷基轉(zhuǎn)移單元的原料來源：甲苯主要來自苯-甲苯分餾部分的甲苯塔頂，另有少量粗甲苯來自吸附分離單元的成品塔頂；混合C9芳烴來自二甲苯分餾單元的重芳烴塔頂。反應(yīng)后的產(chǎn)物除去輕餾份后，再送到苯-甲苯分餾部分的苯塔，

2、分離出的苯作為產(chǎn)品外送，甲苯作為歧化及烷基轉(zhuǎn)移單兀的循環(huán)進料，其余C8+餾份送到二甲苯分餾單元。A）歧化及烷基轉(zhuǎn)移部分的設(shè)計處理能力為55.62萬噸/年,其中：甲苯塔頂物：30.77萬噸/年成品塔頂粗甲苯0.53萬噸/年（自吸附分離單元）：C9芳烴：24.32萬噸/年B）苯-甲苯分餾部分的設(shè)計處理能力為70.11萬噸，其中：環(huán)丁砜抽出液：18.32萬噸/年歧化汽提塔底液：51.79萬噸/年第二節(jié)工藝原理1、反應(yīng)部分：歧化及烷基轉(zhuǎn)移工藝最基本的反應(yīng)是甲基芳烴化合物中甲基進行烷基轉(zhuǎn)移，把不太需要的芳烴 轉(zhuǎn)化為更需要的芳烴。 一般情況下是將甲苯或甲苯與其它甲基芳烴的混合物轉(zhuǎn)化為苯和二甲苯。（見圖1）

3、如果混合進料是由甲苯和甲基芳烴組成，那么反應(yīng)后的產(chǎn)品組成是進料中甲基數(shù)與苯環(huán)數(shù)之比的函數(shù)，理論上如果混合進料中有50%勺甲苯和50%勺三甲苯（分子比），即甲基與苯環(huán)之比為2,可使二甲苯的產(chǎn)量最大。（見圖 2 ）在歧化進料中也有下列化合物，乙基苯、丙基苯、丁基苯和非芳烴等，其多數(shù)烷基苯被脫烷基 而生成苯，飽和烴被裂解為輕組份。一般要對進料中的飽和烴和雙環(huán)、雜環(huán)烴加以限制，因為前者 加氫裂解會使操作強度加大，后者會使催化劑活性降低。一般說來，歧化及烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)向著苯和甲基芳烴趨向平衡分布的方向進行。如果進料全部由 甲基芳烴組成，就可較容易的估算這個平衡組成，當(dāng)有其它烷基存在時，反應(yīng)就比較復(fù)雜：這些

4、烷 基一部分進行脫烷基，另一部分與其它的甲基芳烴以及更重的烷基芳烴進行烷基轉(zhuǎn)移。丙基及更重 的烷基幾乎全部脫掉，有的還進一步裂解為更輕的烷基。乙基除發(fā)生脫烷基外，也發(fā)生裂解和烷基 轉(zhuǎn)移，甲基比較穩(wěn)定，只有少量脫烷基。（見圖3）隨著歧化及烷基轉(zhuǎn)移進料中C9A的增加，苯的產(chǎn)率下降，C8A的產(chǎn)率增加，但苯+ C8A的產(chǎn)量卻下降，產(chǎn)物的組成更加復(fù)雜；（見圖 4 ）若要達到同樣的反應(yīng)結(jié)果就需要高的反應(yīng)溫度，此時氫 耗量增加，循環(huán)氫純度下降；C9A的增加還對預(yù)期的苯產(chǎn)品質(zhì)量有一定的關(guān)系；（見圖 5 ）甲苯和三甲苯是增產(chǎn) CA的最理想原料。從理論上看，純甲苯進料可達到59%勺單程轉(zhuǎn)化率，但是實際上，如果轉(zhuǎn)化

5、率高于40%就會導(dǎo)致副反應(yīng)增加，選擇性降低，催化劑的活性下降很快。對于甲苯和C9A的混合進料，轉(zhuǎn)化率也應(yīng)限制在40%左右。盡管烷基轉(zhuǎn)移不可能一直進行到平衡為止，但在反應(yīng)中得到的三個二甲苯是互相平衡的，而進 料中乙基所產(chǎn)生的乙苯量是很少的，因此在產(chǎn)物中乙苯的濃度是遠遠沒有平衡的。2、精餾部分:精餾是分離液體混合物的一種方法。由于混合物各組份的沸點不同，在受熱時，低沸點的組份 優(yōu)先汽化，冷凝時高沸點的組份優(yōu)先被冷凝。這樣混合物在精餾塔的塔盤上進行多次汽化和冷凝， 最后在塔頂?shù)玫捷^純的低沸點物，在塔底得到較純的高沸點物，從而達到分離的目的。第三節(jié)工藝流程說明歧化及烷基轉(zhuǎn)移單元分為反應(yīng)和分餾兩個部分。

6、歧化及烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)部分的原料甲苯主要來自 苯-甲苯分餾部分的 C-553甲苯塔頂，另有少量的粗甲苯來自吸附分離單元的C-604成品塔頂；C9芳烴來自二甲苯分餾單元的C-403重芳烴塔頂。本裝置未反應(yīng)的甲苯和Co芳烴經(jīng)處理后循環(huán)使用。甲苯和C9芳烴進入歧化及烷基轉(zhuǎn)移進料緩沖罐D(zhuǎn)-501混合后，泵送至進料換熱器E-501前，與循環(huán)氫氣混合，再進入換熱器與反應(yīng)器出料換熱，然后經(jīng)反應(yīng)器進料加熱爐F-501加熱至所需溫度后進入反應(yīng)器 R-501。反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)空冷器 A-501、水冷器E-502冷卻后進入反應(yīng)產(chǎn)物分離罐D(zhuǎn)-502。在此分離出的氣相為富氫氣體，大部分經(jīng)循環(huán)氣壓縮機K-501增壓后與補充氫混合，

7、匯入液體進料里循環(huán)使用，另一部分去燃料氣系統(tǒng)或與補充氫混合后去異構(gòu)化裝置；補充的氫氣，由重整裝置引 入，一部分去異構(gòu)化裝置，另一部分先進入歧化單元的增壓壓縮機吸入罐D(zhuǎn)-504，經(jīng)增壓壓縮機K-502增壓后匯入循環(huán)氣中。歧化產(chǎn)物分離罐D(zhuǎn)-502底的液態(tài)烴經(jīng) E-503后送入汽提塔 C-501，汽提塔頂回流罐 D-503中分離出的液態(tài)輕餾份送到重整裝置的脫戊烷塔C-201，氣體送入燃料系統(tǒng)，汽提塔底物進入苯-甲苯分餾部分。歧化汽提塔的熱源一部分來自歧化進料加熱爐的對流段，另一 部分來自二甲苯塔 C-402底的Co+ A熱物流。歧化汽提塔C-501底物與抽提裝置來的抽出物混合后，作為苯-甲苯分餾部分

8、白土塔 C-551的進料，在白土塔進料換熱器E-551中換熱并經(jīng)E-552蒸汽進一步加熱后，進入白土塔。物料在白土塔中脫掉微量的烯烴后，送入苯塔C-552。產(chǎn)品苯從苯塔側(cè)線采出（位置在塔頂?shù)牡?塊塔盤），經(jīng)苯產(chǎn)品冷卻器 E-554冷卻后送入苯檢查罐 T-552，檢驗合格后送出裝置。苯塔的拔頂苯中含有輕質(zhì) 非芳烴，作為苯塔的回流，小股拔頂苯送到抽提裝置汽提塔C-303頂?shù)目绽淦鰽-301入口管線，冷卻后隨返洗液進入抽提塔C-301。苯塔塔底物料送到甲苯塔C-553，甲苯塔頂分離出甲苯，一部分作為回流，一部分作為歧化及烷基轉(zhuǎn)移部分的原料；甲苯塔底物送到二甲苯分餾單元的二甲苯塔C-402。第四節(jié)主要

9、工藝參數(shù)及工藝指標(biāo)影響歧化反應(yīng)的工藝參數(shù)主要有溫度、壓力、氫烴比、氫純度、空速、催化劑毒物等，簡要說 明如下：1、溫度：反應(yīng)溫度是控制轉(zhuǎn)化率的主要參數(shù)，通過調(diào)整反應(yīng)溫度來維持特定的轉(zhuǎn)化率。溫度升高，轉(zhuǎn)化 率增加，但同時副反應(yīng)也增加、反應(yīng)的選擇性下降、收率降低；隨著反應(yīng)周期的延長，催化劑 上的積碳增多，造成催化劑的活性降低，但為了維持相同的轉(zhuǎn)化率，此時就必須不斷提高反應(yīng) 溫度。一般說來，單程轉(zhuǎn)化率控制在4050%（分子）之間，為確保較好的選擇性，實際控制轉(zhuǎn)化率在4243%值得注意的是：在實際生產(chǎn)中有時會發(fā)現(xiàn)轉(zhuǎn)化率有所下降，但這不一定是催 化劑活性下降造成的，例如，可能是由于分析方法的改變，測量不

10、精確引起的。所以在未確定 是催化劑失活之前，不要輕易調(diào)節(jié)反應(yīng)溫度。歧化反應(yīng)器的溫度通常可調(diào)節(jié)圍在386430C之間為好。2、壓力、氫烴比、氫純度：A）歧化反應(yīng)器的入口設(shè)計壓力為3.0Mpa（g），雖然壓力對歧化及烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)有一定的影響但壓力是由設(shè)計決定的，實際操作中不作為調(diào)節(jié)參數(shù)。B）歧化及烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)需要在臨氫條件下進行，氫氣的作用如下：烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)主要受氫分壓的影響，氫分壓低，反應(yīng)速度降低；氫分壓升高，反應(yīng)速度加 快。氫分壓降低，還會使催化劑上的積碳速度增加，容易使催化劑的活性下降。為了防止催化劑上的積碳速度加快，在操作中要使反應(yīng)器進料的氫烴比保持在等于或大于 設(shè)計值，在設(shè)備的允許圍，增

11、加氫烴比沒有害處。但是氫烴比也不能太高，因為不僅會使動力 消耗過大，而且會造成反應(yīng)接觸時間縮短，轉(zhuǎn)化率降低。當(dāng)然，壓力或氫烴比的一般變化不會 造成催化劑的活性和單程轉(zhuǎn)化率的明顯變化。本單元設(shè)計的氫烴比為6： 1 （分子比）。氫分壓、氫烴比和氫純度之間的關(guān)系：PX 葉/HC）PH2=（1+H 2/HC） X 1/YH2注：P:系統(tǒng)總壓H2:循環(huán)氣中氫氣的流量 ' （分子）HC反應(yīng)器混合進料流量（分子）PH氫分壓YH: 2氫純度H2/HC：氫烴比增加氫烴比的方法：提高循環(huán)壓縮機負荷保持壓縮機負荷不變情況下減少混合進料增加產(chǎn)品分離罐壓力，使氣體循環(huán)量增大增加循環(huán)氫的純度在不改變其它操作條件時

12、，下列情況會使氫烴比下降：循環(huán)氣中的氫含量下降反應(yīng)系統(tǒng)壓降增加壓縮機的效率下降C）氫純度：如果循環(huán)氣中飽和烴的含量達到一定的濃度會降低歧化及烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的轉(zhuǎn)化率，因此循環(huán)氣中氫的純度不應(yīng)低于 80% （mol）。當(dāng)加工C9A含量高的原料時，由于丙基和少量乙基發(fā)生脫烷基反應(yīng)，從而使循環(huán)氣中的輕質(zhì)飽和烴的量增多，此時應(yīng)適當(dāng)增加反應(yīng)系統(tǒng)FIC-5005的排放量，并補充更多來自重整的新鮮氫氣， 以保證歧化及烷基轉(zhuǎn)移循環(huán)氫的純度不低于80（ mol ）。3、重時空速（WHSV :每小時進料（液態(tài)）的噸數(shù)WHSV =反應(yīng)器裝填的催化劑噸數(shù)歧化反應(yīng)器設(shè)計的重時空速 WHSV為1.4h(相當(dāng)于液時空速 LHS

13、V為1.05),在其它條件 不變的情況下， WHSV小，表示進料量少、反應(yīng)的接觸時間長，轉(zhuǎn)化率高；WHSV大，情況正好相反。當(dāng)轉(zhuǎn)化率的要求一定時，較低的空速通常要求相應(yīng)低的反應(yīng)溫度。反之亦然。4、催化劑的毒物：進料中下列化合物如果超過一定的含量，就會使催化劑發(fā)生中毒或活性降低：A) 飽和烴：進入歧化及烷基轉(zhuǎn)移裝置的飽和烴有兩類：一類是隨甲苯進來的 G、C8,另一類是隨C9A近來的Cio、C11。飽和烴雖然不會使催化劑中毒，但會降低催化劑的活性。為了補償催化劑活性的降低，就 需要提高反應(yīng)溫度，以保證轉(zhuǎn)化率不變。例如，在混合進料中若存在1%的飽和烴，就需要將反應(yīng)溫度提高4C。另外如果飽和烴發(fā)生不完

14、全裂解，殘余的飽和烴會影響產(chǎn)品質(zhì)量。在脫烷基或裂解中產(chǎn)生的輕飽和烴很容易在歧化汽提塔頂除去，但重的飽和烴卻不能用簡單的分餾方法脫 除，例如G飽和烴會出現(xiàn)在苯產(chǎn)品中，使苯的凝固點下降。B) 茚滿：茚滿是由CA原料帶入的，其中也可能帶入少量的茚。茚滿對催化劑的危害機理還不太清楚，可能 是它在催化劑上的吸附能力比其它芳烴強的多。因此需要更高的溫度補償反應(yīng)活性，從反應(yīng)現(xiàn) 象和轉(zhuǎn)化結(jié)果來看，它好象是一個不穩(wěn)定易結(jié)焦物質(zhì)如果進料中含有茚滿，那么就需要較高的溫度來維持相同的轉(zhuǎn)化率。C) 烯烴：烯烴由于在催化劑表面聚合而最容易引起結(jié)焦，從而縮短催化劑壽命。為最大限度延長催化劑壽命，進料須經(jīng)白土處理，使溴指數(shù)小

15、于20mg/100g。D) 氯化物：進料中氯化物的含量在1ppm以上時，就會嚴重影響穩(wěn)定性。因此，要求進料中氯化物的含量控制在1ppm以下。E) 水：進料中水含量超過 50ppm時，就會導(dǎo)致催化劑的失活。但當(dāng)處理不含水的原料時，催化劑又能恢復(fù) 活性。F) 原料中的其它雜質(zhì)：氨、胺及其它的氮化物能導(dǎo)致催化劑失活，因此原料中這些雜質(zhì)的含量應(yīng)嚴格控制在0.1ppm(wt)以下。僅含有幾個ppm的堿性氮化物就足以完全抑制烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)。原料中的CO CO和硫?qū)Υ呋瘎┑挠绊懖皇呛車乐?，但它們會積累在循環(huán)氣中，這些物質(zhì)在循環(huán)氣中的允許最大濃度分別為:C0:10ppm(mol)、CQ:10ppm(mol)、硫

16、:1ppm(wt)。5、主要工藝指標(biāo)計算：進料(TOW C9A)-汽提塔底(TOW C9A)反應(yīng)單程轉(zhuǎn)化率= 進料(TOL+ C9A)汽提塔底(BZ+ TOL+ GA+ C9A)單程芳烴收率=進料(BZ+ TOW GA+ C9A)苯塔頂?shù)谋搅勘降幕厥章?=苯塔進料中的苯量甲苯塔頂?shù)募妆搅考妆降幕厥章?=甲苯塔進料中的甲量苯第五節(jié)主要工藝控制說明歧化及烷基轉(zhuǎn)移部分和苯-甲苯分餾部分的主要工藝控制說明：1、進料緩沖罐D(zhuǎn)-501 :歧化及烷基轉(zhuǎn)移進料緩沖罐D(zhuǎn)-501頂?shù)膲毫刂疲篜IC-5001為分程控制，該罐頂?shù)脑O(shè)計操作壓力為0.41MPa,當(dāng)D-501罐頂?shù)膲毫Φ陀?.41MPa時,PV-500

17、1A被打開,從歧化及烷基轉(zhuǎn)移汽提塔頂 回流罐來的氣體將D-501的壓力補充至 0.41MPa,在PV-5001A打開的同時,通向放空管線的PV-5001B被關(guān)閉。反之，當(dāng) D-501罐頂?shù)膲毫Ω哂?0.41MPa, PV-5001A關(guān)閉，PV-5001B打開。 這樣，通過上述的作用可保持D-501罐頂?shù)膲毫Ψ€(wěn)定。2、反應(yīng)部分：歧化反應(yīng)部分主要由聯(lián)合進料換熱器E-501、進料加熱爐 F-501和反應(yīng)器 R-501、產(chǎn)品冷卻器A-501、產(chǎn)品分離罐D(zhuǎn)-502和循環(huán)氣壓縮機 K-501組成。反應(yīng)部分的主要控制有反應(yīng)器的進料流 量FIC-5002 ;加熱爐出口溫度TIC-5084與相應(yīng)的HIC手控器分

18、別對燃料油壓力、燃料氣壓力PIC-5041、PIC-5043的低選串級控制；產(chǎn)品分離罐 D-502的壓力PIC-5011與補充氫氣流量構(gòu)成 的簡單控制。另外，基于安全的考慮，當(dāng)循環(huán)氫氣流量過低時，F(xiàn)SLL-5003C、D聯(lián)鎖切斷加熱爐F-501的燃料，同時歧化進料泵 P-502的電機自動停止運轉(zhuǎn)，從而切斷反應(yīng)器進料。當(dāng)通過F-501 對流段的歧化汽提塔底物料流量低時，F(xiàn)SLL-5014控制切斷F-501的燃料。3、補充氫系統(tǒng)：歧化補充氫氣壓縮機入口罐D(zhuǎn)-504壓力PIC-5012和補充氫壓縮機出口壓力PIC-5013構(gòu)成低選控制，以保證D-504的壓力穩(wěn)定。4、分餾部分：A) 歧化汽提塔：塔頂

19、壓力PIC-5027為單回路控制，以保證塔頂壓力穩(wěn)定；于第 17塊塔盤的溫度 TIC-5090和回流量FIC-5011構(gòu)成串級控制；汽提塔回流罐 D-503的液位LIC-5004控制FIC-5010 采出量。B) 苯塔和甲苯塔的單溫差控制：苯塔和甲苯塔上均采用了單溫差控制，下面以苯塔為例加以說明：由精餾原理可知：越接近塔 頂，產(chǎn)品的純度越大，因此組成的微小變化對其沸點的影響不大，也即有微小雜質(zhì)時測得的溫 度沒有明顯的變化，所以選擇苯塔的第6塊塔盤溫度作為參照，稱為參照板；從精餾段所有塔盤溫度分布曲線中，可以知道，當(dāng)各塔盤上組成分布發(fā)生微小變化時，有一塊塔盤的溫度變化 最明顯，因此稱這塊塔盤為靈

20、敏板，苯塔選第24塊塔盤為靈敏板。取苯塔的第6塊和第24塊塔盤作為測溫點，以這兩塊塔盤的溫差作為控制信號，即TDIC-5054，用于控制苯塔的側(cè)線采出FIC-5045，通過側(cè)線苯采出量的大小，間接的控制回流量，以達到生產(chǎn)合格苯產(chǎn)品的目的。下面舉例說明單溫差的控制方法：當(dāng)有少量的重組份隨塔盤向上移動時，在精餾段中第24塊塔盤的溫度明顯升高，而第6塊塔盤的溫度卻無明顯變化，此時TDIC-5054 “測得溫差的絕對值”高于“正常情況下測得溫差的絕對值”，TDIC-5054即輸出信號控制側(cè)線采出量FIC-5045減小,即相當(dāng)于苯塔的回流量增大，從而保證了塔頂?shù)谋讲槐黄渌亟M分污染。反之，當(dāng)有塔頂?shù)妮p

21、組份向下移動時，TDIC-5054輸出信號控制FIC-5045增大，相當(dāng)于減小回流量，防止了塔頂?shù)?苯在塔底損失。第六節(jié)原材輔料及產(chǎn)品規(guī)格1、歧化及烷基轉(zhuǎn)移進料規(guī)格:組份甲苯C9AC8ACoA含量(wt%)56.3543.07> 0.56痕量2、歧化及烷基轉(zhuǎn)移部分采用國產(chǎn)ZA-95催化劑，其主要技術(shù)指標(biāo)如下:物理性質(zhì)指標(biāo)形狀與外觀尺寸,mm 物相組成 堆積密度，g/ml 橫向壓碎強度，N/cm 粉化度一次裝填量，噸/米3白色圓柱體> 1.6 1.8 X 3 10絲光沸石+氧化鋁0.70土 0.05> 100> 0.5%(32目以下)54.8/783、活性顆粒白土：JH系

22、列高效活性顆粒用于脫去歧化及烷基轉(zhuǎn)移苯塔進料中的烯烴，可采用 白土，其技術(shù)指標(biāo)如下：序號項目技術(shù)指標(biāo)JH-011比表面，> 3502PH值453堆密度，g/ml0.74 0.924顆粒壓碎強度，N/cm> 1.55含水量，%8106顆粒度（1060目）> 90%7初活性（毫克溴/100克油）< 58性能可回收再生9一次裝入量，噸/米3168/2004、氫氣：（重整）組成HCCCCCiC4nC4C+5合計V%92.092.942.371.790.340.320.15100補充氫氣中雜質(zhì)的最大含量（ppm（mol）COCONHSCl-H2OV 10V 10V 1V 1V 5

23、V 104、氮氣:項目指標(biāo)N< 99.7%CO> 20ppmCO> 20ppm其他碳化合物> 5ppmCl2> 1ppmHO> 5ppmH> 20ppmO> 5ppm惰性氣體余量5、汽提塔底出料規(guī)格組分BTOLC8AC9C°+其它含量(mol%)5.9241.0535.5115.402.060.06第七節(jié)原材輔料及公用工程消耗指標(biāo)1、歧化及烷基轉(zhuǎn)移進料量進料萬噸/年甲苯塔頂物30.77成品塔頂粗甲苯0.53C9芳烴24.32補充氫0.61小計56.232、苯-甲苯分餾部分進料量萬噸/年環(huán)丁砜抽出液18.32歧化汽提塔底液51.79小計7

24、0.113、循環(huán)水（水溫 32 C 水壓0.4Mpa（g）單元連續(xù)給水t/h間斷給水t/h歧化485.12316.024、電:單元電壓設(shè)備容量（KW）功率（KW）(V)操作備用歧化6000160160117.5380498（ 41.3）324294.7苯-甲苯 分餾6000380482（ 48.4）347301.238031.5 （ 29.5）165、蒸汽、凝結(jié)水:蒸汽消耗量t/h回收凝結(jié)水量t/h3.5MPa2.6MPa1.0MPa0.4MPa3. 5（2.6）MPa1.0MPa0.4MPa39.380.6834.884.56、氫氣用量:使用地點及用途用量Nnn/ 次壓力MPa濃度要求備注歧

25、化反應(yīng)部分開 工，置換，墊壓2000間斷歧化耗氫40000NnT/k7、燃料氣和燃料油:使用地點有效熱負何KW燃料氣*燃料油*t/at/a歧化進料加熱爐F-50132504480注：*燃料氣的熱值按 41840KJ/Kg(10000cal/kg) 計算*燃料油的熱值按 39748KJ/Kg（9500cal/kg） 計算&催化劑和白土名稱型號或規(guī)格年耗量(t )一次裝入3(t/m )備 注催化劑國產(chǎn)ZA-9554.8/454.8/78壽命4年活性白土2060目168168/200第八節(jié) 主要設(shè)備的簡要說明及附圖1、進料加熱爐(F-701)本加熱爐技術(shù)特點：改變了以往的發(fā)生蒸汽方式，利用爐

26、煙氣加熱氣提塔底再沸物料，節(jié)省燃料消 耗并降低了投資。項目輻射室對流室項目全爐介質(zhì)HC+H2HC燃料種類燃料油用量kg/h560/782max流量，kg/h10526368737燃燒器型式John link PLNC溫度°C入口434205規(guī)格岀口482205數(shù)量（個）6壓力MPa入口3.1390.7吹灰器型式岀口3.1090.509規(guī)格DG-IV熱負荷MW分段熱負荷5.220.9281.633數(shù)量（個）8總熱負荷7.78節(jié)圓直徑mm平均熱強度（w/m）280652900012758輻射室高度mm12000爐管規(guī)格輻射管88.9©114（光）© 114（釘）煙 囪

27、徑mm1000高度mm20000全爐總高，mm40000根數(shù)（排）321872冷油流速kg/m2. s208.94加熱面積m18632341過?？諝庀禂?shù)1.25管心距-程數(shù)240-32230-3230-3計算熱效率*90%材質(zhì)ASTMA-335 P222020其它燃料油低熱值為39748kJ/kg腐蝕裕度mm1.633水壓試驗壓力，MPa2、歧化及烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器:R-501反應(yīng)器形式軸向反應(yīng)器規(guī)格（徑x切線長度）mm© 3600x7000催化劑裝填量（mi/t ）78/54.8操作溫度（入口）C初期386,末期482空速，hr-1（w）1.4汽油體積比/氫烴比1430/6操作壓力（入

28、口）Mpa（g）3.03、塔類:設(shè)備編號C-501C-551A/BC-552C-553設(shè)備名稱歧化及烷基 轉(zhuǎn)移汽提塔歧化及烷基 轉(zhuǎn)移白土塔苯塔甲苯塔塔板形式篩板r空塔篩板篩板塔板間距mm600600600塔板數(shù)446060進料位置233327塔徑mm1600/2400400032003400塔咼mm :32000100004240041300操作溫度 頂/底 c136/20719991/155177/228操作壓力MPa(g)0.491.70.040.378備注上部單溢流下部但溢流雙溢流雙溢流附圖見后附表1:工藝條件一覽表1、反應(yīng)部分操作溫度(入口)，C初期386末期482氣液分離罐壓力，MP

29、a(g)2.75-1WHSV,h1.4H/HC6:1 (分子)2、歧化及烷基轉(zhuǎn)移汽提塔:溫度頂/底c136/207壓力頂/底MPa(g)0.49/0.52回流比5.50 (wt)3、苯-甲苯分餾部分項目溫度 c壓力MPa(g)回流比塔頂塔底塔頂塔底苯塔911490.047.51 (wt)甲苯塔1772250.3782.56 (wt)附表2:儀表控制一覽表序號編號安裝位置項目量程1TIC-5028E-501旁路加熱爐進口溫度2TIC-5084R-501 入口R-501進口溫度482 C3TIC-5090歧化汽提塔第17塊塔盤溫度4TIC-5045白土塔進口管線白土塔進料溫度199 C5TDIC-

30、5054苯塔苯塔溫差6TDIC-5074甲苯塔甲苯塔溫差7PIC-5001D-501 頂壓力8PIC-5011歧化產(chǎn)物分離罐壓力2.758Mpa(g)9PIC-5012補充氫壓縮機入口罐壓力2.329Mpa(g)10PIC-5013補充氫壓縮機岀口壓力11PIC-5028補充氫至異構(gòu)化管線壓力12PIC-5027汽提塔頂壓力0.487Mpa(g)13PDIC-5039F-501燃料油與霧化蒸汽壓差14PIC-5041F-501燃料油管燃料油壓力15PIC-5043F-501燃料氣管燃料氣壓力16PIC-5055白土塔底管線壓力1.539Mpa(g)17PIC-5082甲苯塔頂壓力0.378Mp

31、a(g)18PDIC-5036D-552 入口壓差20FIC-5001P-502 口回緩沖罐流量3056021FIC-5002E-501入口管歧化及烷基轉(zhuǎn)移進料6858222FIC-5005D-502至異構(gòu)化管線氫氣流量177524FIC-5008汽提塔汽提塔底流量6473025FIC-5009汽提塔底再沸器加熱介質(zhì)流量13660726FIC-5010汽提塔回流罐去重整單元流量267827FIC-5011汽提塔回流罐回流流量2728528FIC-5014F-501對流段管汽提塔底物料2322733FIC-5041E-551出口至苯塔管線流量8763634FIC-5042E-552管程出口蒸汽冷

32、凝水331035FIC-5044苯塔再沸器加熱介質(zhì)流量10306236FIC-5045苯產(chǎn)品至苯檢查罐苯流量1042837FIC-5046P-554 出口至抽提裝置拔頂苯流量150038FIC-5047苯塔回流管回流流量7834239FIC-5049P-555出口去二甲苯塔甲苯塔底物流量3874640FIC-5051E-555管程出口蒸汽冷凝水3118041FIC-5052甲苯塔回流罐甲苯流量3846242FIC-5053甲苯塔回流罐甲苯回流量9852743FIC-5055P-552出口去甲苯塔管線去甲苯塔流量7720844FIC-5056P-555 出口甲苯塔底物流量3874645FIC-5

33、060P-551出口至T-551管線白土塔進料流量2290646LIC-5002D-502 底液位47LIC-5003汽提塔底液位48LIC-5004D-503液位49LIC-5008苯塔液位50LIC-5012苯塔回流罐液位51LIC-5013甲苯塔底液位52LIC-5014甲苯塔回流罐液位注：流量的單位 kg/h 。附表3:分析頻度控制一覽表序號物料 名稱試驗名稱號試驗方法頻率SN-501歧化及烷基 轉(zhuǎn)移混合進 料正常開工相對密度ASTM D40523次/周1次/天組成UOP7441次/天3次/天NA及A含量UOP5433次/周3次/天溴指數(shù)ASTM D14921次/周1次/天蒸餾ASTM

34、 D861次/周1次/天水含量UOP4811次/周1次/天硫含量ASTM D40451次/周1次/天總氯含量UOP3951次/周1次/天堿性氮含量UOP3131次/周1次/天SN-502歧化及烷基 轉(zhuǎn)移產(chǎn)物分 離罐底液體相對密度ASTM D40523次/周1次/天組成UOP7441次/天3次/天NA及A含量UOP5433次/周3次/天溴指數(shù)ASTM D14921次/周1次/天SN-503歧化及烷基 轉(zhuǎn)移產(chǎn)物分 離罐頂排放 氣比重UOP1141次/天1次/天組成UOP5391次/天1次/天SN-504補充氫比重UOP1141次/天1次/天組成UOP5391次/天1次/天硫化氫含量檢測管1次/天1

35、次/天氯化氫含量檢測管1次/周1次/天水含量UOP3441次/周1次/天氨含量檢測管或其他方 法1次/周1次/天CO CO2含量UOP603偶爾偶爾SN-505歧化及烷基 轉(zhuǎn)移循環(huán)氫 氣比重UOP1141次/天1次/天組成UOP5391次/天1次/天硫化氫含量檢測管1次/天1次/天氯化氫含量檢測管1次/周1次/天水含量UOP3441次/周1次/天氨含量檢測管或其他方法1次/周1次/天SN-506歧化及烷基 轉(zhuǎn)移汽提塔 底物相對密度ASTM D40523次/周1次/天組成UOP7441次/天3次/天NA及A含量UOP5431次/天3次/天溴指數(shù)ASTM D14921次/周1次/天SN-507歧化

36、及烷基比重ASTM D14953次/周1次/天轉(zhuǎn)移汽提塔 回流組成（用咼壓 采樣器）SN-508歧化及烷基 轉(zhuǎn)移汽提塔 頂氣比重組成硫化氫含量氯化氫含量水含量氨含量SN-551歧化及烷基 轉(zhuǎn)移白土塔 進料組成痕量烷烴含 量溴指數(shù)相對密度環(huán)丁砜含量總氮含量硫含量總氯含量SN-552歧化及烷基 轉(zhuǎn)移白土塔 出料溴指數(shù)SN-553苯塔側(cè)線抽 出物相對密度苯純度凝固點水含量蒸餾溴指數(shù)酸洗色度酸度銅片腐蝕硫含量噻吩顏色（Pt-Co）非芳烴含量氯化物/氯含量不揮發(fā)物外觀SN-554苯塔回流相對密度組成凝固點NA含量溴指數(shù)ASTM D15571次/天1次/天UOP1141次/天1次/天UOP5391次/天1次/天檢測管1次/周1次/天檢測管1次/周1次/天UOP3441次/周1次/天檢測管或其他方法1次/周偶爾UOP7441次/天1次/天UOP8681次/周3次/周ASTM D14923次/周1次/天ASTM D40521次/天1次/天UOP66