一、裝置簡介

　　(一)裝置發展及類型

　　1．裝置發展

　　制苯裝置是以乙烯裝置的副產品裂解汽油和氫氣為原料，應用各種技術，以生產純苯為主產品，同時副產多種石油化工原料的石油化工裝置。裂解汽油在制苯裝置中通過加氫、抽提分離得到純苯，同時可得到C₅、C₉、甲苯、抽余油、C₈等重要的副產品。

　　裂解汽油加氫工藝隨著催化劑的進步由原來的高溫Co、Mo系列，向低溫貴金屬系列發展。工藝路線也向全餾分深度加氫發展。制苯工藝也以抽提制苯為主，逐漸淘汰了能耗高、損失率大的甲苯脫烷基及二、三甘醇抽提的工藝方法。普遍采用的為四甘醇、環丁砜為溶劑的工藝方法。N—甲酰基嗎啉抽提工藝為目前國際較先進的水平。

　　2．裝置類型

　　(1)加氫工藝類型

　　裂解汽油中除含苯、甲苯、二甲苯外，還含有單烯烴、雙烯烴、飽和烴(直鏈烷烴、環烷烴)以及含硫、氧、氮的有機化合物，根據色譜分析，有200多種組分，組成相當復雜。這種油的特點為穩定性差，存放過程中易聚合生成低聚合度產物(即膠質)，故在應用中必須先經過加氫工藝處理。

　　鑒于從裂解汽油中除去雙烯烴、單烯烴和硫、氧、氮有機化合物的條件不同，國內外普遍采用兩段加氫法。一段加氫主要是雙烯烴加氫；二段加氫主要是單烯烴加氫，同時將硫、氧、氮有機化合物加氫轉變為相應的硫化氫、水和氨而被除去。裂解汽油選擇性加氫過程中催化劑起著關鍵性的作用，隨著乙烯丙烯工業的飛速發展和裂解汽油加氫裝置的不斷增加，國內外對此類催化劑，尤其是一段加氫催化劑的研究開發和工業應用高度重視。

　　從催化劑類型分為兩段高溫加氫和一段低溫二段高溫加氫工藝。從加工物料分為全餾分加氫和分餾加氫。由油品的不同使用目的又可分為一段加氫和兩段加氫。加氫工藝類型比較如表3—12所示。

　　(2)抽提工藝類型

　　從重整油和裂解汽油中分離芳烴的方法有溶劑抽提法、吸附法、抽提蒸餾法、共沸蒸餾法等。目前，溶劑抽提法是工業生產輕芳烴的主要手段。

　　自1952年美國環球油晶公司(UOP)和道化學公司(DOW)研究成功以二乙二醇醚(又稱二甘醇)為溶劑的UDEX法投人工業生產以來，各國又研究成功了環丁砜為溶劑的Sul。Folanle法，Ⅳ—甲苯吡咯烷酮為溶劑的Arosolvan法，二甲基亞砜為溶劑的IFP法以及N—甲酰基嗎啉為溶劑的Formex法，并陸續投入生產。此外，UDEX法已陸續改用二甘醇(DEG)和二丙二醇醚(DPG)混合溶劑三甘醇(TEG)、四甘醇(TETRA)或二乙二醇胺(DCA)作抽提溶劑。

　　這里主要介紹N—甲酰基嗎啉(NFM)抽提蒸餾組合工藝專有技術，溶劑使用Ⅳ—甲酰基嗎啉(NFM)。將加氫后的C₆～C₇先進行切割塔分餾，然后經過抽提系統及苯塔精餾，主產品為純苯，副產品有C₇餾分、抽余油等，當苯、甲苯抽提工況時副產甲苯。

　　(二)裝置單元組成與工藝流程

　　1．組成單元

　　制苯裝置的主要構成為加氫單元和抽提單元，加氫單元分為預分餾系統、脫砷系統、兩段加氫系統、氫氣壓縮機系統、C8加氫系統和穩定塔系統；抽提單元分為精餾系統、抽提蒸餾系統和白土塔系統。

　　(1)預分餾系統

　　這個部分包括脫戊烷塔、脫砷反應器、預分餾塔和C₈分離塔。脫戊烷塔的作用是切除裂解汽油中的C₅^-餾分；CHP脫砷作用是為了防止催化劑的砷中毒，將原料中的砷含量降至50PPb以下；預分餾塔的作用是分離C₆—C₇和C₈—C₉餾分，C₈分離塔主要作用是分離C₈和C₉⁺餾分。

　　(2)脫砷系統

　　將原料中的砷脫除，主要包括混合器及脫砷反應器。

　　(3)兩段加氫反應系統

　　加氫反應分為兩段，為防止不穩定的雙烯烴在高溫下聚膠；所以采用兩種催化劑，在不同的操作條件下進行兩段加氫處理，一段加氫選用低溫、活性高的鈀(Pd)系催化劑，在比較緩和的條件下將原料中的雙烯烴加氫成為單烯烴，使一段加怪油雙烯值≤2．5，同時也有一部分單烯烴加氫成飽和烴。反應為放熱反應。二段加氫選用高活性的鉆—鉬—鎳(Co、Mo、Ni)系催化劑，在比較苛刻的條件下，將剩余的單烯烴加氫，并分解除去進料中的硫、氮氧、金屬等化合物，分解為H₂S、NH₃、H₂0、金屬及相應的烴，有機金屬化合物分解后，金屬沉積在催化劑上。在上述主反應進行的同時，也有少量芳烴加氫和裂解等副反應，生成少量的輕質烴。這些反應都是放熱反應。

　　(4)C8加氫系統

　　C8加氫系統選用低溫、活性高的鈀(Pd)系催化劑，在比較緩和的條件下將C8中的雙烯烴和苯乙烯加氫成為烷烴和乙苯。

　　(5)氫氣壓縮系統

　　氫氣壓縮機包括：補充氫壓縮機和循環氫壓縮機。

　　(7)精餾系統

　　其作用為C₆、C₇，餾分的分割及苯餾分的精餾。

　　(8)抽提系統

　　主要包括抽提蒸餾塔、汽提塔、非芳烴蒸餾塔及溶劑再生塔，是利用Ⅳ—甲酰基嗎啉作溶劑進行抽提蒸餾，實現非芳烴與芳烴的分離。

　　(9)白土塔系統

　　包括白土塔及所屬過濾器、換熱器等，除去芳烴產品中的微量溶劑和分解物嗎啉。

　　2．工藝流程

　　從界區外來的裂解汽油進入本裝置后，送至脫戊烷塔。脫除C5及更輕的烴類，C₅餾分副產品送往界外。塔釜液與定量打人的CHP在混合器混合均勻，一起進入脫砷反應器，再進入預分餾塔。塔頂餾出物料為C₆—C₇，餾分，進入兩段加氫系統。塔底C₈、C₉⁺餾分進入C₈分離塔進行分離。塔底得到C₉⁺餾分副產物外送。塔頂C₈餾分進入C₈一段加氫系統進行C₈加氫處理。

　　C₈加氫采用一段加氫催化劑(Pd系催化劑)，物料和氫氣由頂部進入固定床，大部分雙烯不飽和化合物被加氫。之后作為副產品送出。

　　C₆～C₇餾分與新鮮氫氣從反應器底部進入，混合通過催化劑床層，進行加氫反應，大部分雙烯不飽和化合物被加氫。反應的人口溫度控制在30—80℃，反應壓力為2．6MPa。反應后的汽液混合物料經反應器級間閃蒸罐進行氣液分離，并在二次閃蒸罐中將冷凝液分離，富氫氣體送往一段循環氣壓縮機；液相一部分返回一段反應器入口，作為一段反應器內的循環物料；另一部分進入二段加氫反應系統。物料在二段反應器進出料換熱器內進行換熱，到混合器與氫氣混合、汽化進入級間加熱爐加熱到反應器進口溫度，然后送人二段反應器。二段反應器人口溫度控制在230—300℃，反應壓力為4．8MPs(表)，在二段反應器中全部的不飽和烴被完全加氫并脫除硫、氮等雜質。反應器出來的物料，換熱、冷卻后進入高壓閃蒸罐進行氣液分離。閃蒸氫氣經二段循環氣壓縮機升壓后循環使用。液體進入低壓閃蒸罐再次閃蒸，以除去剩余的輕組分。之后在穩定塔除去H2S等輕組分。送往芳烴抽提作原料。

　　加氫汽油C6—C7餾分進入切割塔進行C₆、C₇餾分的分離。C₆餾分由塔頂蒸出，與塔釜液C₇餾分分別進入抽提蒸餾塔。來自汽提塔塔釜的熱貧溶劑進入抽提蒸餾塔第17塊板。凈化溶劑進入第1塊板位置。在抽提蒸餾塔內經過多級汽液平衡，芳烴組分富集在溶劑當中從塔底排出，進入汽提塔；非芳烴組分從塔頂流出，進入非芳烴蒸餾塔后外送。

　　在汽提塔富溶劑進行減壓蒸餾，使芳烴和溶劑分離，塔頂采用的苯、甲苯產品再經過白土處理后在苯完成分離。塔頂產出苯產品，塔釜產出甲苯產品。汽提塔釜的貧溶劑，分兩路返回抽提蒸餾塔循環使用。

　　圖3—1為制苯生產工藝方框流程圖。

　　(三)化學反應過程

　　加氫單元的化學反應包括如下反應：

　　脫砷反應：

　　一段反應器使用的是鈀系催化劑，對砷敏感，微量的砷可使鈀系催化劑中毒而失活，所以，物料加氫前必須進行脫砷處理。脫砷劑用的是CHP，活性組分是過氧化氫異丙苯，機理是使物料中的砷重質化，反應表示如下：

 　　加氫反應影響因素：

　　加氫反應為放熱反應，因此，必須小心地控制反應溫度，以防止熱裂解及聚合反應的發生。特別是一段反應器的操作溫度控制較二段反應器要嚴格得多。有關的主要反應參數有反應溫度、反應壓力、氫油•比、空速等。

　　(四)主要操作條件

　　加氫及抽提制苯的裝置工藝比較多，不同工藝操作條件不同。表3—13、表3—14為燕山石化制苯裝置的主要工藝參數。

　　(五)原料及產品安全性質

　　1．原料：

　　(1)裂解汽油，其組成成分較復雜，主要包括非芳烴C₅—C₈和芳烴C₆-C₇組分以及C₉⁺等。其相對密度：水二18寸為0．70—0．78，空氣二1時為3～4。易燃，火險分級為甲類。閃點—43℃，自燃溫度255～390℃，爆炸下限1．4％(體積)，爆炸上限7．6％(體積)。其蒸氣與空氣形成爆炸性混合物，遇明火極易燃燒爆炸。因此極具危險性。(2)氫氣，五色無臭氣體。相對密度：水：1時為0．07(—252℃)，空氣二1時為0．07。易燃，火險分級屬甲類，閃點<—50℃，自燃溫度400℃，爆炸下限4．1％(體積)，爆炸上；限74．1％(體積)，可見爆炸范圍極寬，是很危險的氣體。

　　2．產品

　　產品性質如表3—15所示。

　　苯對人體健康非常有害，會使血液內的白血球下降，降低人的免疫功能，在國家衛生部2003年公布的高毒物品目錄中，苯被列人其中。車間最高允許濃度為40mg／m3。

　　3．副產品

　　該裝置副產C₅餾分、加氫C₈餾分、C₉⁺餾分及燃料氣四種副產品。：

　　這些產品都是甲類易燃液體，其蒸氣與空氣形成爆炸性混合物遇明火能引起燃燒爆炸。

　　二、重點部位及設備

　　(一)重點部位

　　1．加氫反應器系統

　　加氫反應系統是制苯裝置生產關鍵設備部位。包括兩臺加氫反應器。一臺C₈加氫反應器和一臺預硫化反應器。分離罐是氣液分離設備，也是加氫系統的壓力控制點。6臺氫氣壓縮機組成的壓縮機組是裝置的心臟部位。兩臺加熱爐為正壓式圓筒爐，是二段加氫反應的熱量來源。也是系統的控制重點。高溫換熱器在開、停車過程中，或正常操作中因溫度變化，極易發生泄漏。冷卻器也均在高壓下操作。預硫化氫氣預熱器為高壓蒸汽加熱富含H₂S氫氣介質的換熱器(間斷使用)。若以上部位發生事故將會導致惡性事故的發生。

　　2．預分餾及抽提系統

　　(1)脫砷反應系統

　　由于脫砷劑過氧化氫異丙苯的化學性質極不穩定，易在物料帶水或物料停留時間過長時在脫砷反應器部位發生物料聚合。發生事故會導致裝置局部或全部停工。脫砷劑儲罐注意溫度過高發生分解爆炸，在加裝CHP時會產生靜電火花引起爆炸，加裝CHP所用氣泵沒有置換于凈，其他化學物質混入CHP儲罐中，與過氧化氫異丙苯發生化學反應會引起爆炸。

　　(二)重點設備

　　裝置的重點設備以兩段加氫反應器為主，包括重點機組補充氫壓縮機和循環氫壓縮機。另外反應系統的第二循環氫冷卻器、二段進料預熱器、循環氫預熱器以及高壓閃蒸罐和加熱爐，出現問題后處理不當都會造成部分或全部裝置停工，或導致惡生事故發生。

　　1．加氫反應器

　　加氫反應器是制苯裝置的生產關鍵設備，燕化公司制苯裝置的兩臺加氫反應器使用了20年，一段加氫反應器(R—201)在1990年再生時發生超溫，造成筒體間斷裂紋，雖經修復，但屬監護使用，在1994年改造后降壓至2。6MPa(原操作壓力為5．9MPa)，由于使用了鈀系催化劑，R—201入口溫度為50～85℃，比原來的操作溫度(260℃)大為降低。二段反應器(R—301)原設計壓力為6．6MPa，設計溫度為360℃，目前壓力定為5．4MPa，操作溫度嚴格限制，不得超過3600℃。兩臺反應器當溫度壓力發生變化時，易造成反應器超溫和泄漏。

　　2．硫化反應器

　　二段加氫催化劑中的活性組分Co、Mo元素，是以氧化態的形態附在氧化鋁骨架上，為了使催化劑有充分的活性和選擇性，并且抑制不希望發生的加氫裂化和聚合反應，催化劑活性組分應變成硫化態下操作，催化劑在第一次使用或經過再生操作后，要對催化劑進行預硫化。催化劑預硫化操作時間7—lOh，但硫化流程長，易產生泄漏點，造成濃度較大硫化氫外泄。在加氫系統中硫化氫對設備易造成嚴重腐蝕，另外硫化劑更換時要做好置換工作，避免硫化物自然。

　　3．高壓分離罐

　　高壓分離罐是氣液分離設備，也是加氫系統的壓力控制點。高壓分離罐是加氫系統的高低壓分界，二者的液面計、壓力表、安全閥、調節閥等失靈，均能造成嚴重影響，液面過高會造成氫壓機系統帶油損壞氫氣壓縮機，嚴重時造成壓縮機撞缸，液面過低則易發生高壓竄低壓而引起爆炸事故。

　　4．氫壓機系統

　　氫氣壓縮機是裝置的心臟，如果循環氫壓縮機一旦發生故障停車，循環氫流量突然降低，將會使反應器內熱量無法帶出，會造成“飛溫”使加熱爐管過熱，造成催化劑和設備損壞。另外氫氣壓縮機廠房內易發生氫氣泄漏事故。

　　5．加氫換熱器

　　加氫換熱器在停車過程中或正常操作中因溫度變化，極易發生泄漏。

　　6．加熱爐

　　反應系統中加熱爐是為反應部分提供熱量的，爐管內充滿高溫高壓氫氣，如爐管壁溫超高，將會使爐管壽命縮短，嚴重超溫會導致爐管爆裂，造成爆炸事故。在操作時要嚴楷按《操作法》進行操作。在停爐時注意把火嘴根部閥門關閉，防止電磁閥泄漏，造成燃料氣在爐膛積聚發生危險。在點火時行點長明燈火嘴，后打開主火嘴閥門，投主火嘴。

　　7．脫砷系統

　　脫砷劑儲罐注意溫度過高發生分解爆炸，在加裝CHP時產生靜電火花會引起爆炸，加裝CHP所用氣泵沒有置換干凈，其他化學物質混入CHP儲罐中，與過氧化氫異丙苯發生化學反應會引起爆炸。

　　8。抽提蒸餾塔

　　在塔內完成苯抽提和非芳脫除的主要任務，該塔處理量大，熱交換量大。由于進料多樣、操作復雜，有一定的危險性。是抽提制苯的重要設備。