几种化工工艺流程

《几种化工工艺流程》由会员分享，可在线阅读，更多相关《几种化工工艺流程（6页珍藏版）》请在装配图网上搜索。

1、正文1.延迟焦化工艺流程本装置的原料为温度90C的减压渣油由罐区泵送入装置原料油缓冲罐然后由原料泵输送至柴油原料油换热器加热到135C左右进入蜡油原料油换热器加热至160C左右进入焦化炉对流段加热至305C进入焦化分馏塔脱过热段在此与来自焦炭塔顶的热油气接触换热。原料油与来自焦炭塔油气中被凝的循环油一起流入塔底在380-390C温度下用辐射泵抽出打入焦化炉辐射段快速升温至495-500C,经四通阀进入焦碳塔底部。循环油和减压渣油中蜡油以上馏分在焦碳塔内由于高温和长时间停留而发生裂解、缩合等一系列的焦化反应反应的高温油气自塔顶流出进入分馏塔下部与原料油直接换热后冷凝出循环油馏份其余大量油气上升经

2、五层分馏洗涤板在控制蜡油集油箱下蒸发段温度的条件下上升进入集油箱以上分馏段进行分馏。从下往上分馏出蜡油、柴油、石脑油和富气。分馏塔蜡油集油箱的蜡油在343C温度下自流至蜡油汽提塔经过热蒸汽汽提后蜡油自蜡油泵抽出去吸收稳定为稳定塔重沸器提供热源后降温至258C左右再为解吸塔重沸器提供热源后降温至242C左右进入蜡油原料油换热器与原料油换热蜡油温度降至210C后分成三部分一部分分两路作为蜡油回流返回分馏塔一路作为下回流控制分馏塔蒸发段温度和循环比一路作为上回流取中段热一部分回焦化炉对流段入口以平衡大循环比条件下的对流段热负荷及对流出口温度另一部分进水箱式蜡油冷却器降温至90C一路作为急冷油控制焦炭

3、塔油气线温度少量蜡油作为产品出装置。柴油自分馏塔由柴油泵抽出仅柴油原料油换热器、柴油富吸收油换热器后一部分返回分馏塔作柴油回流另一部分去柴油空冷器冷却至55C后再去柴油水冷器冷却至40C后分两路一路出装置另一路去吸收稳定单元的再吸收塔作吸收剂。由吸收稳定单元返回的富吸收油经柴油富吸收油换热器换热后也返回分馏塔。分馏塔顶油气经分馏塔顶空冷器分馏塔顶水冷器冷却到40C，流入分馏塔顶气液分离罐焦化石脑油由石脑油泵抽出送往吸收稳定单元。焦化富气经压缩机入口分液罐分液后进入富气压缩机。焦炭塔吹汽、冷焦产生的大量蒸汽及少量油气进入接触冷却塔下部塔顶部打入冷却后的重油洗涤下来自焦炭塔顶大量油气中的中的重质油

4、进入接触冷却塔底泵抽出后经接触冷却塔底油及甩油水冷器冷却后送往接触冷却塔顶或送出装置。塔顶流出的大量水蒸气经接触冷却塔顶空冷器、接触冷却塔顶水冷器冷却到40C进入接触冷却塔顶气液分离罐分出的轻污油由污油泵送出装置污水由污水泵送至焦池不凝气排入火炬烧掉。甩油经甩油罐及甩油冷却器冷却后出装置。吸收稳定工艺流程从焦化来的富气经富气压缩机升压至1.4Mpa然后经焦化富气空冷器冷却冷却后与来自解吸塔的轻组份一起进入富气水冷器冷却到40C后进入气液分离罐分离出的富气进入吸收塔从石脑油泵来的粗石脑油进入吸收塔上段作吸收剂。从稳定塔来的稳定石脑油打入塔顶部与塔底气体逆流接触富气中的C3C4组分大部分被吸收下来

5、。吸收塔设中段回流从吸收塔顶出来带少量吸收剂的贫气自压进入再吸收塔底部再吸收塔顶打入来自吸收柴油水冷器的柴油柴油自下而上的贫气逆流接触以脱除气体中夹带的汽油组分。再吸收塔底的富吸收油返回分馏塔塔顶气体为干气干气自压进入焦化脱硫塔。从富气分液罐抽出的凝缩油经解析塔进料泵升压后进入解析塔进料换热器加热至75C进入解析塔顶部吸收塔底富吸收油经吸收塔底泵升压后进入富气分液罐解析塔底重沸器由分馏来的蜡油提供热源。凝缩油经解析脱除所含有的轻组份轻组份送至富气水冷器冷却后进入富气分液罐再进入吸收塔。解吸塔底油经稳定塔进料泵升压进入稳定塔稳定塔底重沸器由分馏来的蜡油提供全塔热源塔顶流出物经稳定塔顶水冷器冷至4

6、0C后进入稳定塔顶回流罐液化烃经稳定塔顶回流泵升压后一部分作为回流另一部分至液化烃脱硫塔稳定塔底的稳定汽油经解析塔进料换热器换热后再经稳定汽油冷却器冷却后一部分经稳定汽油泵升压后进入吸收塔作为吸收剂另一部分送至加氢装置进行加氢精制。加氢工艺流程原料油自罐区来经过滤后进入滤后原料缓冲罐再由反应进料泵抽出升压后先与氢气混合再与加氢精制反应产物进行换热然后经加热炉加热至要求温度自上而下流经加氢精制反应器在反应器中原料油和氢气在催化剂作用下进行加氢脱硫、脱氮、烯烃饱和等精制反应。从加氢精制反应器中出来的反应产物与混氢原料及低分油换热后再进入反应产物空冷器冷却至60C左右进入反应产物后冷器冷至45C左右

7、进入高压分离器进行油、水、气三相分离。为了防止加氢反应生成的硫化氢和氨在低温下生成氨盐。堵塞空冷器。在空冷前注入洗涤水高压分离器顶气体经循环氢压缩机升压后与经压缩后的新氢混合返回到反应系统。从高压分离器中部出来的液体生成油减压后进到低压分离器继续分离出残余的水、液相去分馏部分。从高压分离器及低压分离器底部出来的含硫含氨污水经减压后送至污水汽提单元处理。分馏系统低分油经与反应产物及柴油产品换热后经行生成油脱硫化氢塔。塔顶油汽经空冷器、水冷器冷凝冷却至40C进入塔顶回流罐罐顶少量油汽至放火炬系统罐底轻石脑油用塔顶回流泵抽出一部分作为回流打入分馏塔顶部一部分作为产品乙烯料送出装置。分馏塔底重沸炉提供

8、热量精制柴油、轻蜡油从塔底抽出后经精制柴油泵升压与低分油换热后再经精制柴油空冷器后冷器冷却至45C作为产品出装置。水煤气制氢工艺流程在煤气发生炉内交替的通入空气和过热蒸汽与炉内灼热的煤炭经行气化反应吹风阶段生成的吹风气送入吹风气回收岗位其他阶段生成的半水煤气经热量回收除尘冷却后去半水煤气气柜。来自造气工段的半水煤气由气柜经水封进入焦炭过滤器过滤掉部分煤焦油、灰尘后进入洗气塔与来自铜洗工段的放空气混合后进入罗茨鼓风机加压后进入煤气降温塔与一次水逆流接触降温净化后依次进入一级、二级脱硫塔与塔顶喷淋的脱硫液逆流接触脱除硫化氢的半水煤气进入气液分离器分离掉液体后的煤气进入焦炭过滤器经静电除焦净化后进入

9、压缩一段。水煤气经分离器分离出水份后进入I段入口经两段压缩到0.8Mpa由二段出口引出经水冷器将温度将到40C以下再经油水分离器分离出油后送入往后工序。从压缩来的水煤气经油水分离器去除夹带的油份后进入饱和热水塔的饱和段。在塔内的气体与塔顶喷淋而下的热水逆流接触进行物质与热量传递。经提温增湿后的水煤气进入气水分离器分离掉夹带的液相。在气体进入热交换器之前先与添加蒸汽混合达到一定的汽气比值在换热器内换热升温到300C左右再经中变电加热器进入到中温变换炉。经一段变换反应后气体温度升至460C左右引入蒸发填料段降温由炉内*冷激使气体降温至350C左右进入二段催化剂床层。经二段变换反应完的气体温度为38

10、0-400C经热交换器降温后需进入调温水加热器进一步降温至240C左右。此时的中温变换气中CO含量约为7-8。经调温水加热器降温后的变换气送入低温变换炉的催化剂床层。经变换反应最终产生CO含量小于2.5的合格低温变换气。低温变换气离开低温变换炉后经一水加热器饱和热水塔的热水段回收热量变换气温度进一步降低再进入二水加热器及变换器冷却器将气体温度降至常温经分离液滴后进入变压吸附汽提氢装置。经变压吸附装置后氢气的纯度达到99.99。进入新氢压缩机到加氢工段。塔顶温度128C塔由泵作为产品送出装置。升温至360C左右进40C进入油气分离罐常减压装置工艺流程原油或燃料油自罐区进入装置经过换热升温后原料油

11、进入初馏塔底温度220C一部分轻污油自初馏塔顶部进入油气分离罐进行汽、油、水分离初馏塔底油经塔底泵抽出升压后经换热升温至310C进入常压炉入常压分馏塔闪蒸段塔顶操作温度147C塔顶油气经过冷却至经泵抽出装置。常一、二、三侧线抽出均作为轻蜡油C馏分经过冷却后进入油气分离罐经泵抽出装置常四线作为蜡油馏分抽出装置。常压重油经常压塔底泵抽出进入减压炉在炉内被加热至390C左右进入减压塔的闪蒸段减压塔顶部真空度为97KPa温度95C。减一、二、三线抽出作为蜡油组分减底油作为渣油抽出蜡油、渣油经换热降温后作为产品出装置。延迟焦化、加氢精制、制氢工艺流程工艺流程简述前言根据济南炼油厂、海化集团等公司的延迟焦

12、化装置、加氢装置、制氢装置的工艺流程整理而成。并参考洛阳设计院、北京设计院、华西所提供材料。一、100万吨/年延迟焦化装置本装置原料为减压渣油温度为150C由常减压装置直接送入焦化装置内与柴油换热换热后温度为170C进入原料油缓冲罐D-101。原料油缓冲罐内的减压渣油由原料油泵抽出与热蜡油经过两次换热再进加热炉对流段n加热后分两股入焦化分馏塔C-102下2顶来的油气接触进行传称循环油一起流在这里快速升温段的五层人字挡板的上部和下部在此与焦炭塔C-101/1热和传质。原料油中蜡油以上馏分与来自焦炭塔顶油气中被冷凝的馏分入塔底在384C温度下用加热炉幅射进料泵抽出打入加热炉幅射段产生裂解和缩合等一

13、由焦炭塔进入分馏塔而至500C然后通过四通阀入焦炭塔底。循环油和原料油中蜡油以上馏分在焦炭塔内由于高温和长停留时间系列复杂反应最后生成油气包括富气、汽油、柴油和蜡油焦炭则结聚在焦炭塔内。从焦炭塔顶逸出的油气和水蒸气混合物进入分馏塔在塔内与加热炉对流段来的原料换热冷凝出循环油馏分其余大量油气从换热段上升进入蜡油集油箱以上的分馏段在此进行传热和传质过程分馏出富气、汽油、柴油和蜡油。焦化分馏塔油集油箱的蜡油经换热至90C出装置进蜡油罐另外引出两分路90C冷蜡油作焦炭塔顶急冷油和装置封油用。中段回流经中段回流蒸汽发生器发生蒸汽。分馏塔顶回流从分馏塔抽出经冷却后返回。柴油从分馏塔进入汽提塔经蒸汽汽提柴油

14、由汽油塔下部抽出经换热冷却至70C后分成两路一路至加氢装置另一路冷却至40C进入柴油吸收塔作吸收剂来自压缩富气分液罐的富气进入柴油吸收塔下部经吸收后塔顶干气出装置进入全厂燃料气管网塔底吸收油利用塔的压力0.4MPa表自压入分馏塔作回流。分馏塔顶油气经分馏塔顶空冷器和分馏塔顶油气后冷器冷却后进入分馏塔顶油气分离罐分离分离出的汽油由汽油泵抽出分两路一路去加氢装置另一路返回塔顶作回流不常用。油气分离罐顶的富气经富气压缩机加压后经压缩富气空冷器、压缩富气后冷器冷却后进入压缩富气分液罐冷凝液凝缩油至加氢装置富气进入柴油吸收塔下部一些装置的实际生产证明经柴油吸收后的干气带残液比较严重约占干气的20%我公司

15、设计时可以将油气分离罐顶的富气经富气压缩机加压后并入芳构化装置的吸收稳定系统或催化装置的吸收稳定系统以防止干气带残液。此外为了防止分馏塔底部结焦分馏塔底设分馏塔底循环泵。切焦采用有井架双钻具方式切焦水用高压水泵抽高位水箱的水打到焦炭塔面进行水力除焦。焦炭和水一同流入贮焦池经分离后切焦水流入沉淀池重新利用。焦炭塔吹汽时油气首先进入油气闪蒸罐罐底污油经污油泵送出装置罐顶油气进入水箱冷却器冷却后进入吹汽放空油水分离罐罐底污油经污油泵送出含硫油污水经污水泵送至装置外污水处理场。不凝气进入放空油气脱水罐然后进入瓦斯系统去火炬烧掉。二、60万吨/年加氢装置1、反应部分焦化汽油、焦化柴油从延迟焦化装置直接进

16、料为控制加氢反应平稳应严格控制其进料比例。两种原料进装置后经原料混合罐D-201混合再经原料油泵P-201/1、2、过滤器SR-201/1、2、原料油脱水罐D-202进入原料油缓冲罐D-203。原料油过滤和脱水的目的是为了脱除堵塞反应器上部床层的固体颗粒和影响催化剂强度的水分。D-201、D-203用氮气气封保护。D-203中的原料经反应进料泵P-202/1、2升压至9.6MPaA经流量控制与来自新氢压缩机K-201/1、2和循环氢压缩机K-202/1、2的混合氢混合首先经混氢原料I/反应产物换热器E-204/1、2换热再经由混氢原料II/反应产物换热器E-201与反应产物换热至199C进入反

17、应加热炉F-201加热至303C进入至加氢反应器R-201中该反应器设置二段催化剂床层两床层间设有注急冷氢设施。自反应器R-201来的反应产物经混氢原料I/反应产物换热器E-201、汽提塔底油/反应产物换热器E-202、低分油/反应产物换热器E203、混氢原料I/反应产物换热器E-204/1、2换热然后依次经反应产物空冷器EC-201/1、2、反应产物后冷器E-207/1、2冷却至40C进入高压分离器D-204。为了防止反应产物中的铵盐在低温部位结晶通过脱氧水泵P-207/1、2将脱氧水注入到EC-201/1、2或E-204/1、2上游的管道中。冷却后的反应物在D-204中进行油、气、水三相分

18、离。高分气循环氢经K-202/1、2入口分液罐D-208分液后进入循环氢压缩机K-202/1、2升压至8.8MPaG然后分两路一路作为急冷氢进入R-201一路与来自新氢压缩机K-201/1、2的新氢混合混合氢与原料油混合作为反应进料。含硫、含氨污水自D-204底排出至装置外统一处理。D-204油相在液位控制下经减压调节阀进入低压分离器D-205D-205闪蒸气排至燃料气管网。低分油经低分油/分馏塔底油换热器E-206/1、2和E-203分别与精制重石脑油、反应产物换热至200C后去分馏部分汽提塔C-201。汽提塔底油经汽提塔底油/分馏塔底油换热器E-205和E-202分别与精制重石脑油、反应产

19、物换热至245C后去分馏部分分馏塔C-202。新氢自制氢装置来经新氢压缩机入口分液罐D-207分液后进入K-201/1、2并经三级升压至8.8MPa(G)再与K-202/1、2出口的循环氢混合。2、分馏部分从反应部分来的低分油经换热后进入C-201。塔底用0.8MPa过热蒸汽汽提。塔顶油气经汽提塔顶空冷器EC-202/1、2和汽提塔顶后冷器E-208冷凝冷却至40C进入汽提塔顶回流罐D-210进行气、油、水三相分离。闪蒸出的气体作为燃料进入燃料气管网。含硫污水送出装置。油相经汽提塔顶回流泵P-203/1、2升压后作为塔顶回流全部返回汽提塔C-201。塔底油自压经E-205与精制重石脑油换热后去

20、反应部分E-202换热器。从反应部分来的低分油经换热后进入C-202。塔底用重沸炉提供热源。塔顶油气经分馏塔顶空冷器EC-203/1、2和分馏塔顶后冷器E-209冷却至40C进入分馏塔顶回流罐D-211进行气、油、水三相分离。闪蒸出的气体通过放空罐至火炬。含硫污水送出装置。油相经分馏塔顶回流泵P-204/1、2升压后一部分作为塔顶回流一部分作为精制轻石脑油出装置。塔底精制重石脑油一小部分经分馏塔底产品泵P-206/1、2增压后经E-205和E-206/1、2分别与汽提塔底油、低分油换热至100C左右然后进入精制重石脑油后冷器E-210冷却至60C出装置。塔底精制重石脑油大部分经分馏塔底循环泵P

21、-205/1、2增压后用分馏塔底重沸炉F-202加热至290C左右返回分馏塔下部以补充分馏所需能量。为了抑制硫化氢对塔顶管道和冷换设备的腐蚀在塔顶管道注入缓蚀剂。缓蚀剂自缓蚀剂罐D-212经缓蚀剂泵P-209/12抽出后分两路一路注入C-201塔顶管道另一路注入C-202塔顶管道。3、催化剂预硫化部分为了使催化剂具有良好的活性新鲜的或再生后的催化剂在使用前都必须进行预硫化。本设计采用湿法硫化以直馏煤油为硫化油二硫化碳为硫化剂。催化剂进行预硫化操作时系统内氢气经循环氢压缩机K-202/1、2按正常操作流程进行全量循环。二硫化碳自二硫化碳桶用硫化剂泵P-208升压后至反应进料泵入口经反应进料泵P-

22、202/1、2后与氢气混合经反应产物与混氢原料油换热器E-204/1、2、E-201换热经反应进料加热炉F-201升温然后经过催化剂床层对催化剂进行预硫化。自反应器底部出来的硫化油和循环氢等经E-201、E-202、E-203、E-204/1、2换热经EC-201/1、2、E-207/1、2冷却后至高压分离器D-204进行气、油、水三相分离。气体自顶部出来经D-208入K-202/1、2实现循环氢的循环硫化油自高分罐D-204下部出来经调节阀液相返至原料油缓冲罐D-203入口实现循环流催化剂预硫化过程中产生的水间断从高分罐硫化油改进原料油出装置线退出装置。降压后进入低分罐D-205阀蒸分离化闪

23、蒸出来的低分气至燃料气系统D-204底部排出。催化剂预硫化结束后三、10000标方/小时制氢装置1、进料系统由装置外来的干气进入原料气缓冲罐经过原料气压缩机压缩后进入原料气脱硫部分。2、脱硫部分进入脱硫部分的原料气经原料预热炉予热升温至380C进入加氢反应器发生反应使有机硫转化为硫化氢后进入氧化锌脱硫反应器硫化氢与氧化锌反应生成固体硫化锌被吸收下来。脱除硫化氢后的气体硫含量小于0.2PPm进入转化部分。具体反应如下硫醇：RSH+H2tRH+H2S硫醚:R1SR2+2H2tR1H+R2H+H2S二硫醚:R1SSR2+3H2tR1H+R2H+2H2S噻吩：C4H4S+4H2tC4H10+H2S氧硫

24、化碳：COS+H2tCO+H2S二硫化碳：CS2+4H2tCH4+2H2SZnO（固）+H2S=ZnS（固）+H2OHo298=-76.62kJ/mol3、转化部分精制后的原料气按水碳比3.5与水蒸汽混合再经转化炉对流段予热至500C进入转化炉辐射段。在催化剂的作用下发生复杂的水蒸汽转化反应从而生产出氢气、甲烷、一氧化碳、二氧化碳和水的平衡混合物。主要反应有CnHm+nH2O=nCO+（n+m/2）H2CO+3H2=CH4+H2OHo298=-206kJ/molCO+H2O=CO2+H2以甲烷为主的气态烃蒸汽转化过程较为简单Ho298=-41kJ/mol主要发生上述反应最终产品气组成由反应平衡决定。而轻石脑油由于其组成较为复杂有烷烃、环烷烃、芳烃等因此除上述反应外在不同的催化床层还发生高级烃的热裂解、催化裂解、脱氢、加氢、积炭、氧化、变换、甲烷化等反应最终产品气组成仍由反应平衡决定。烃类水蒸汽转化反应是体积增大的强吸热反应低压、高温、高水碳比有利于上述反应的进行。反应过程所需热量由转化炉顶部的气体燃料烧嘴提供出转化炉820C高温转化气经转化气蒸汽发生器换热后温度降至360C进入中温变换部分。4、变换部分由转化部分来的约360C的转化气进入中温变换反应器在催化剂的作用下发生变换反应CO+H2O=CO2+H2