宝钢三期的K.K法粗苯加氢精制工艺介绍
1.1"K.K法粗苯加氢工艺简介”
该工艺包括加氢精制、预蒸储、萃取蒸储、二甲苯蒸储和罐区等5个单元。
煤气精制厂送来的粗苯与焦油精制装置送来的脱酚轻油，首先在“加氢精制单元”中进行多级蒸发，再进行两级加氢处理，即：预加氢、主加氢净化。该加氢所需要的补充氢气由外界供给。粗苯加氢后所产生的轻质组分和H2S气体,靠“稳定塔”将它们分离出来，气体部分则送往“煤气精制厂”处理。而蒸发后的残油送经“残油蒸储塔”，以获得“重质苯”、并送往“古马隆-荀树脂生产装置二经加氢后所得到的“加氢油”，即“三苯储分（BTXS）”进入“预蒸储单元”，将其中的重组分（即：XS微分）和轻组分（即：BT僧分）分离开来。
轻组分储分（BT）进入“萃取蒸储单元”，以除去非芳香燃储分，并获得苯嫌纯产品。
重组分播分（XS）进入“二甲苯蒸储单元”，以除去“轻组分”和“重组分”，并获得纯二甲苯产品。
上述所获得的非芳香烧储分、轻组分、重组分都送往“罐区单元”。
该K.K加氢技术工艺的特点有:
*1对全部的粗苯进行加氢，而不是像“Litol”加氢那样需要对粗苯进行“预先分储二
*2整个工艺过程的操作全部实现连续化、自动化。
*3产品的得率较高，与酸洗法精制相比，其产品得率约提高8~10虬
*4氢气的消耗量比其它工艺（如：Litol法）要低。这是因为该加氢方法中，需要氢来转化的仅仅是粗苯中的杂质。
*5该工艺方法能够深度地进行“脱硫”、“脱氧”与“脱氮”，而对苯煌产品的得率没有影响。
*6所获得的产品纯度高，而且还可根据用户的要求，分别生产出“硝化甲苯”或“纯甲苯”。
*7本工艺采用“甲酰吗琳”作为萃取蒸储的萃取溶剂，起分离非芳香燃的效果特别好。而该溶剂的消耗量低，每年仅消耗约为500kg。
1.2“加氢单元”的工艺技术
1.2.1工艺流程
“加氢单元”包括粗苯蒸发、加氢反应、残油蒸储和稳定塔处理等4个系统。加氢反应所需要的氢气由外界提高。
（1）粗苯蒸发系统一一
从“槽区”来的原料（COLO）,先经“粗苯过滤器”、再经“粗苯中间槽”、原料泵升压到所要求的操作压力，即：在开始运转(SOR)时，该压力约为3030kPa;后期运转(EOR)时，此时的压力约为3420kPa o已升压的粗苯进入“预蒸发器”(实际上是热交换器3E-6101A^E),在此与主反应器的高温反应物进行热交换，粗苯的温度提
高并部分汽化，然后通过“混合喷嘴”，在此与氢气压缩机送来的循环氢气相混合。经“混合喷嘴”后的温度为177°C∕183°C(SOR/EOR)的混合气体进入“蒸发器”的底部。
该蒸发器实际上是个蒸锵塔，器底的压力约为2960∕3320kPa(SOR/EOR),温度约为184∕190°C(SOR/EOR)；器底有重沸器(实际上为换热器3E-6102A/B),以提供塔内蒸发所需要的热量。器底的高沸点残油排出去“残油蒸储塔”,而“残油蒸储塔”塔顶获得的部分产品又送回到该蒸发器的器顶作回流。
(2)加氢反应系统-------
从上述“蒸发器”顶部出来的油气，先经“预反应器热交换器”(3E-6103)与主反应器来的反应物进行热交换，油气的温度升到190∕228°C(SOR/EOR)后进入“预反应器”的底部，向上通过器内的催化剂床层；在此，油气中的烯煌与苯乙烯等不饱和化合物在高活性Ni-Mo系催化剂的作用下加氢饱和。由于烯嫌的加成反应是放热反应，故预反应器内的温度升高到202∕240o C(SOR/EOR),该温度靠“预反应器热交换器”的主反应器的反应物量来加以控制的。“预反应器”底部的高沸点液体也排往残油蒸储塔系统。
从“预反应器”顶部出来的油气，再经主反应器热交换器(3E-6104)、加热炉进一步加热后入“主反应器。其加热炉出口的油气温度要求使主反应器内部的第二层温度在280/341℃(S0R∕E0R)o如果为新催化剂，此时的催化剂活性较高，故应降低进入反应器的油气温度，一般控制在260℃左右。
加热升温了的油气从“主反应器”的顶部进入，经器内的催化剂床层，在此进行脱硫、脱氮、脱氧与烯烧加成等反应。由于这些反应也是放热反应，故出口处的气体温度升高到310∕370o C,其压力约为1800kPa o
该主反应器内的催化剂在操作过程中，会因结焦等因素而失去活性，这时，可以使用蒸汽为载体和空气一起进行烧焦的方式来再生，使其恢复活性。
主反应器出来的气体，依次经过热交换器3E-6104.3E-6103>3E-6102A∕B.3E-6101A~E,使其温度降低。由于在此冷却过程中会有钱盐(NH4CKNH4HS等)物质析出，因此需要用“冷凝液缓冲槽”的纯水，经冷凝液喷射泵注入到该换热器系统中去，以溶解这些析出物。然后，气体再经“预热交换器”(3E-6105)、反应产品冷却器(3E-6106A〜C)进一步冷却到40℃后进入气液分离器(3V-6102)o在此分离出的注入积水定期排往废水处理系统。
上述分离出来的气体作为循环气体，再经过“分离气体热交换器”(3E-6105)、中间气罐，进入循环气体压缩机。在此设置分离气体热交换器的目的是确保进入压缩机的气体一定为干气体，绝对无冷凝液产生，以免使酸性气体在此冷凝或吸收下来而发生腐蚀。
压缩后的气体压力为3040∕3430kPa(S0R∕E0R)o循环气体再返回反应系统，并从此循环气体中抽出一部分放散，以除去惰性气体。
整个加氢装置的反应所需要的补充氢气由补充氢气压缩机提供，该机机后的压力为2490kPa,它进入到循环氢气压缩机的入口处。整
个反应系统的操作压力靠补充氢气的数量和补充氢气压缩机、气液分离器(3V-6102)的操作压力为2500kPa来加以控制。
经过气液分离器(3V-6102)分离出来的液体碳氢化合物,经“稳定塔预热器”(3E-6107A~C)加热到约127C后进入“稳定塔”(3C-6102)。
(3)“稳定塔”处理系统一一
“稳定塔”的塔顶操作压力为560kPa.相应的温度为92℃；塔底操作压力为58OkPa∖相应的温度为156℃。
该塔的热量由塔底的重沸器提供，采用低压蒸汽作为热源。溶解于油分中的气体与部分油品气体从稳定塔的塔顶逸出，经冷凝冷却到65℃,入回流槽(3V-6106)o在此回流槽处分离出的气体，再经废气冷却器进一步冷却，获得一部分碳氢化合物；最后，该稳定塔废气排入到废气处理系统。
从稳定塔回流槽分离出来的液体，用回流泵打回到稳定塔的塔顶作回流。而该回流槽中的积水，定期排往废水处理系统。
稳定塔的塔底产物即为BTXS储分，它从塔底排出，经“预热交换器”(3E-6107A〜C)、“反应物冷却器”最终冷却后进入后续工序“预蒸储单元”的BTXS反应物中间槽。
(4)残油蒸储系统一一
从“蒸发器”来的器底产物直接进入本系统的“残油蒸镭塔”。该塔在真空条件下进行操作。塔顶轻组分油气经过冷凝冷却器冷凝后流入回流槽。从该回流槽用回流泵抽出一部分送回到“残油蒸储塔”
的塔顶作回流；另外部分则用泵送到“蒸发器”(3C-6101)去。
“残油蒸储塔"塔底残油，实际上为重苯，主要含有氧苛、苛、蔡等，用泵排送到界区之外进一步加工。该塔塔底靠重沸器供热，以高压蒸汽作为热源。
整个残油蒸储系统的真空度，靠真空单元(3X-6101)的液环真空泵提供。“真空单元”的冷却采用水冷却，而真空泵的密封液则采用苯加氢装置自身生产的“重组分”。
1.2.2主要设备的功用及其特点
(1)粗苯过滤器一一
(2)粗苯中间槽一一
(3)预蒸发器一一
粗苯在此器中进行预热、并部分蒸发，为了防止器内加热管壁面被聚合物堵塞，在预热器内还设立了特殊的混合喷嘴(3J-6101A~E),靠这些喷嘴输送大量的循环液体，这样就可保证管的传热表面不被堵塞物粘附，并提高传热效果。
换热器的管束呈垂直安装。在换热器内的气/液流动呈对称分布。如果管子被堵塞，阻力立即上升，传热效果变差。此时，就应仃运清扫管束。
(4)蒸发器一一
原料在适当的温度下与循环氢气混合，在该蒸发器内尽量要全部蒸发，但总是有一部分尚未蒸发而残留在器底。该残油排往“残油蒸储塔”处理。其实，该残油就是粗苯中的一些“重组分”，也是必须
要分离出来的。如果这部分“重组分”也带入后工序，那么会对加氢反应工序带来不利的影响。
残油在“残油蒸储塔”进行“闪蒸”，塔顶所获得的轻组分又送回“蒸发器”顶部作为回流，旨在提高“蒸发器”分离轻、重组分的效果。
“蒸发器”的操作压力由后续工序，即加氢反应系统的压力所决定。随着运行时间的延长，其压力也是会有所增高的。
“蒸发器”的热量靠再沸器提供。为了避免杂质与高沸点聚合物堵塞，不直接在再沸器内汽化、蒸发，而是利用“预蒸发器”来的混合油气的速度，在混合喷嘴内混合后进入蒸发器。这样做的目的是可以使温度与压力均有所下降，可使通过再沸器的循环率得到提高。
其实，在再沸器管束内，一部分产品的蒸发必须避免，否则，管束内壁的聚合物生成量必将增加。
显然，“蒸发器”的功用与结构有些特殊。在进入蒸发器之前，液体油已部分蒸发；在再沸器内的塔底油被加热，与预热了的循环气体在混合喷嘴内混合。实际上这是个很强的动态平衡，大量的液体通过再沸器进行循环。因此，在再沸器内只有很小的温升。在此需特别强调的是，再沸器必须低温操作，要避免在管束内蒸发，只有这样才能是再沸器的管束表面生成聚合物的数量最少。
蒸发器设有10层浮阀塔盘。器顶设置有捕雾层，目的是捕集蒸发油气所夹带的液滴，以免进入后续装置而引起结焦。
(5)预反应器一一
在预反应器中，主要是要使CS?和易聚合的组分，如烯崎、苯乙
烯等，在硫化态的Ni-Mo系催化剂上进行加氢反应。该催化剂的活性在190~24(ΓC范围内最高。先在此进行预加氢除去这些组分，是为
了避免它们在以后装置的较高温度下会
发生聚合与结焦。
过热的蒸发油气混合物从底部进入预反应器。在该器的催化剂床层下面设有格栅和陶瓷球，旨在除去聚合物液体。
在催化剂使用过程中，如聚合物、结焦等沉积物会积累在催化剂的表面，致使催化剂的活性下降。因此，为了仍保证满足所要求的转化率，对一些控制参数就需要调整，如氢气的分压与反应温度。催化剂活性的降低，可以靠提高出反应器的温度来调整。也就是说，催化剂的活性可以根据反应器的进、出口温度差来判定，此温升至少为5℃o由于长期在高温下运行，催化剂的结焦程度会增加，这时就提高进口的温度，但是，必须控制反应器出口的温度在240C以内。
当反应器的温升低于5℃和反应器的出口温度达到240℃时，催化剂必须进行再生，使催化剂恢复活性。再生的方法是以蒸汽为载体，并通入空气，对催化剂进行“烧焦”，从而使催化剂恢复活性。
需要注意的是，上述已再生的催化剂还必须在热循环气体内加入“硫化剂”DMDS,对催化剂进行“硫化”，正如像新催化剂那样需要“硫化”，使催化剂处于“硫化态”，适当降低其活性，以提高它对烯燃加成反应的选择性。
(6)主反应器一一
它实际上与“预反应器”一样，也是属于“固定床反应器”。其充填的催化剂是已硫化了的Co-Mo系触媒。其反应温度比“预反应器”要高，故从“预反应器”出来的油气需经热交换器（3E-6101）、加热炉，假如到指定的温度进入“主反应器”的顶部。在此，于催化剂的作用下进行一系列的加氢反应：烯煌类组分被彻底加氢饱和；含硫组分、如睡吩，和含氧、含氮组分都可转化成碳氢化合物、硫化氢、水与氨等。芳香燃的加氢必须加以抑制，以减少苯煌的损失。具体的反应式如下：（在Co-Mo系催化剂的作用下）
*1烯称的加成反应:C n H2n+H2→C n H2/2
*2睡吩的脱硫反应：C4H4S÷4H2→C4H10÷H2S
*3加氢脱氧反应:C6H60+H2-C6H6+H20
*4加氢脱氮反应：C6H7N+H2-C6H14÷NH3
*5副反应——芳香煌的氢化反应：C6H6+3H2-C6H12o
同样，在加氢运行过程中，催化剂的表面会积累一些沉积物，如聚合物、结焦物，这样催化剂的活性就要下降。为此，需要对主反应的操作参数加以调整，如调整氢气分压、反应温度等。催化剂活性的降低，可以靠提高主反应器进口温度来加以补偿。而对于反应选择性的优化，可以通过改变操作压力，即调整氢气的分压，来使其在一定程度上得到缓和。
催化剂的活性可以从反应产物中的睡吩含量来加以评定。如果该睡吩含量已达到允许值以上，则必须提高进口温度。当然，反应温度应尽量控制得低一些，以减少副反应的发生，即减少芳香烧的氢化反
应，也可降低结焦的速率。
当反应器出口温度达到370℃时，催化剂就需要进行再生，以恢复其活性。催化剂的再生方法也是采用以蒸汽为载体、加入空气进行“烧焦”。此再生后的催化剂与新催化剂一样，也需要进行“硫化”处理。
主反应器的热量靠加热炉提高。进入主反应器温度靠其出口温度(3H-6101)来加以控制与调节。
(7)主反应器流程与注水作业一一
反应器出口气体经过热交换器3E-6104、3E-6103>3E-6102A∕B>3E-6101A~E、3E-6105>3E-6106A^C,进入分离器。由于反应产物中含有一些镂盐组分，如：NH1CKNH1HS等。这些盐类在最后的冷却过程中会沉淀于液体之中，它们会随着温度的降低，在管壁与热交换器表面上沉积，导致结垢、使系统的阻力增加。为及时溶解这些沉积物质，可以通过喷射泵向管道内和热交换器中注入纯水。水的注入是按连续操作方式设计的，但实际上可以根据原料的组成、实际的操作经验来确定采用连续、或间歇的注水作业方式。
(8)稳定塔一一
在稳定塔中，通过蒸储将溶解于液体反应物中的气体，如：4S、CH”、C24等除去。塔底的供热靠再沸器提供，以低压蒸汽作为热源。
该塔塔顶出来的废气，经冷凝冷却器后入回流槽。该回流槽实际上是个分离槽，分离出来的未冷凝气体再经废气冷却器，以进一步回收碳氢化合物。最后还未冷凝的气体则送外废气处理系统。该回流槽还分离出废水与油液，此油液泵送到稳定塔的塔顶作为回流。
该稳定塔的进料液需要预热后入塔，靠该塔塔底热油液通过“进料预热器"(3E-6107A~C)与此进料液进行换热。该塔塔底液经与进料液换热后，再经冷却器冷却后入“中间槽”。
(9)残油蒸储塔一一
在残油塔中，其原料液是从“蒸发器”器底来的“重组分”。此塔的功用是为了尽可能回收其中的苯燃化合物，如:苯、甲苯、二甲苯等，并分离出“轻组分”。该“轻组分”则送往“蒸发器”顶部作回流。
该“残油塔”塔底残油含有一定量的古马隆、苛、蔡等,是制造古马隆-荀树脂的原料。故用泵将此残油送往古马隆树脂生产装置。
“残油蒸储塔”塔底的热量，靠立式再沸器提供，以高压蒸汽为热源。为了防止聚合物在再沸器中的结垢和沉积，导致管束堵塞、或传热效率下降，故要求再沸器管束内必须处于湍流状态，采用泵进行塔底液的大流量循环来加以实现。
(10)残油塔的再沸器
该再沸器的结构实际上是“列管式换热器”，但接管上是采用上进、下出的设计，其目的是为了使沉积物能沉积在再沸器底部的封头处，便于清扫。对再沸器内物料的循环率的控制，要由再沸器内的最大允许温升约8C来决定。
1.3“预蒸储单元”的工艺技术
该单元包括1个预蒸僧塔、以及相应的辅助设备所组成。其主要的功用是将加氢油(BTXS)分离成BT、XS两个微分。为了使该塔塔顶
油气作为后续工序“萃取蒸储单元”的一个“再沸器”的热源介质，故本“预蒸馆塔”采用加压操作。而“预蒸储塔”所需要的热量则由高压蒸汽来提供。
1.3.1工艺流程
经“加氢单元”装置来的加氢油(BTXS),进入本单元的原料槽。
此槽采用M气封，目的是为了防止气进入、而影响加氢油的质量。
自"BTXS原料槽”用泵抽出，并控制一定的流量，经预热器(3E-6201A~C)升温后入“预蒸储塔”。该预热器的热源是“预蒸储塔”塔顶BT油气的冷凝液。
该“预蒸福塔”的操作压力为450kPa,即在压力下操作,因此，
塔顶油气的温度可以达到146C,这一温度完全可以满足该塔顶油气
作为后续萃取蒸储单元的BT分离塔(3C-6103)的“再沸器”(3E-6313)热源的温度要求。
“预蒸储塔”塔顶油气经上述“再沸器”3E-6313初步降温后，再经冷凝器（3E-6103）进一步冷凝冷却。由于在进行纯甲苯生产时，该BT分离塔（3C-6303）是仃用的，此时“再沸器”（3E-6313）也仃用。因此塔顶油气只能靠冷凝器（3E-6103）来冷却。所获得的BT微分入回流槽。
自回流槽用泵抽出一部分去“预蒸储塔”塔顶作为回流；另一部分则送经热交换器（3C-6201A~C）,预热“预蒸储塔”的进料液；再经冷却器冷却后送往“萃取单元”的“进料槽”或槽区的BT微分中间槽暂时储存。
“预蒸储塔”塔底液体靠“再沸器”加热到约212°Co塔底产
物XS镭分经冷却器冷却后送往“二甲苯蒸储单元。以回收二甲苯产品；或冷却到40℃后送往界区外槽区的XS储分槽暂时储存。
1.2.2工艺特点
（1）“预蒸储塔”采用加压操作，旨在使塔顶温度升高，这样将此塔顶油气作为“萃取蒸储单元”BT分离塔的再沸器热源。加压操作的另一个优点是回流量增加、而热量消耗不会增加，这是因为压力增加、使蒸发量减少，即蒸发所需要的热量也很少。
（2）“预蒸储塔”的再沸器热源是高压蒸汽，其功用是将BT播分与XS编分完全分离开来。
（3）“预蒸储塔”的操作压力可以随着“再沸器”（3E塔313）不同的温度要求加以调整。
（4）“预蒸储塔”的回流液量较大，这是为了使BT与XS在塔内更好地分离；另外，也是为了满足有足够的油气向再沸器(3E-6313)提供热量。
(5)在“预蒸储塔”油气系统还设置了“冷凝冷却器”(3E-6203),切冷却面积较大。这是因为后续“BT分离塔”的“再沸器”(3E-6313)所需热量会有变化时，该“冷凝冷却器”就可作为后备冷却的手段。再说，当生产纯甲苯时，该BT分离塔就仃用，此时“再沸器”(3E-6313)也仃用，那么此时的“预蒸僧塔”塔顶油气就全靠该冷凝冷却器
(3E-6203)来承担冷凝冷却的任务。
1.3萃取蒸储单元
1.3.1简介
“萃取蒸储单元”包括萃取蒸储、解析、B/T分离、溶剂再生、产品储存等5个系统。主要设备有“萃取蒸储塔”、“解析塔”、B/T 分离塔等。
该单元的设计，考虑了以BT微分为原料来生产纯苯和硝化甲苯，也可以
以硝化甲苯为原料来生产纯甲苯。
所谓“萃取蒸储”是指，在原料油中添加某种特定溶剂,从而使原料油中的各组分的相对挥发度得以改变。这样就比较容易通过蒸播来使它们分离开来。在此采用的特定溶剂是N-甲酰吗咻(简称：NFM),从而改变了各组分的蒸汽压，即：改变了它们的沸点。特别是加大了非芳煌与芳煌之间的沸点差，使得非芳煌与芳煌的分离变得比较容易。
在“萃取蒸播塔”的塔顶，逸出的是少量溶剂NFM与非芳烧化合物。塔底产物为溶剂NFM、芳煌与少量非芳烧，简称：“富液”。该“富液”送入“解析塔”，在此采用减压蒸储，从塔顶获得纯芳烧产品。
该“解析塔”的塔底，排出已脱除了芳煌的溶剂（简称:“贫液”），经数个热交换器进行换热，尔后再送回到“萃取蒸储塔”的塔顶循环使用。另外，要间歇地抽出一部分“贫液”去溶剂再生系统，在减压下进行再生。获得一部分高沸点分解物，即：聚合物间歇排出入“废渣桶”。再生后的溶剂返回到循环系统中。
1.3.2工艺流程
（1）纯苯、硝化甲苯生产工艺流程
*1萃取蒸储系统一一。
该系统的原料有：“预蒸储单元”来的BT储分、在生产纯甲苯是，储存在槽区的BT馆分。
原料从“进料槽”用泵抽出，经“预热器”（3E-6301）预热后进入“萃取蒸播塔”。
该萃取蒸播塔由两部分组成，下部为萃取蒸储段、上部为非芳燃储分中溶剂的回收段。
这里采用的溶剂NFM从萃取蒸储塔的塔顶加入，流量约
为1.4kg∕kg进料量（即:BT储分）。溶剂的进塔温度为116o Co 为了减少芳嫌的损失，一定要使萃取蒸储塔塔顶的非芳烧中含芳煌量较少，因此进塔溶剂的温度控制是十分重要的。
离开萃取蒸播塔塔顶的蒸汽中，包括所有的非芳烽、少量的芳煌与微量的溶剂NFM。其实，溶剂经萃取蒸储塔的上部，即溶剂回收段的精偏后，溶剂已得到充分的回收，故萃取蒸储塔塔顶油气中几乎没有NFM o此非芳燃蒸汽经冷凝冷却器，以水为冷却介质；冷凝液体进入回流槽，再用回流泵送一部分去萃取蒸储塔塔顶作回流，另外部分则送往界区外的槽区，温度约40℃。
萃取蒸储塔塔底产物，主要是溶剂NFM和芳煌（即：“富液”），温度约170℃、压力为240kPa,直接用泵送往“解析塔”，从溶剂中回收芳煌。
萃取蒸储塔的塔底供热是靠重沸器（3E-6303）与再沸器（3E-
6104）o重沸器的热源是采用高压蒸汽；而再沸器的热源是塔底自身的热贫油。
*2“解析”系统一一。
该“解析”系统的功用是将纯芳燃从溶剂NFM中解析出来。它是通过“解析塔”来实现的。其解析的速度取决于“闪蒸”时的供热与芳烧在溶剂中溶解度的降低。
解析塔的塔顶压力为30kPa（绝），此真空度是通过真空装置（3X-6301）来维持的。在此，采用减压操作，也是为了降低温度，以减少解析所需热量的消耗。
为了使解析塔塔底物料加热到198℃,在解析塔的底部设置了两组再沸器，：一组以高压蒸汽为热源，另一组则以低压蒸汽为热源。另外还在解析塔的中部设置了以热贫液为热源的再沸器。
从塔顶出来的温度约52℃、压力为39kPa（绝）纯芳烧蒸汽经水冷却的冷凝冷却器，冷凝液入回流槽，一部分用泵送往“解析塔”塔顶作回流，回流比为0.75；其余部分则送往“B/T分离塔”。
“解析塔的塔底液，温度为198℃、压力为45kPa（绝），用泵排出。为了回收塔底贫液的热量，该热贫液依次经过优化设计的换热器，以确保各换热器达到规定的所需温度，即：在”萃取蒸播塔的“再沸器”（2E-6304）达到温度1703在“解析塔”的“再沸器”（3E 的30再达到温度153℃＞在“BT储分预热器”（3E-6301）达到145℃。最后贫液再经水冷冷却器，冷却到温度约116。C后，送入“萃取蒸僧塔”的塔顶循环使用。
*3溶剂再生系统一一。
一部分热贫液间歇地送入“溶剂再生槽”（3V-6304）进行再生，采用减压操作方式。该器实际上是一个“蒸储塔”,塔底热源采用高压蒸汽、间接加热。该塔顶被蒸出的溶剂NFM蒸汽，进入“冷凝器”，冷凝液返回溶剂NFM系统。塔底残渣则间歇地排入“残渣筒”中。
该塔的真空状态，靠真空系统（3X-6301）来维持的。
*4B/T分离系统——。
上述萃取蒸储系统来的纯芳燃储分进入本系统的“B/T分离塔二塔底再沸器的热源是3C-6301的BT微分蒸汽，其BT偏分蒸汽的流量与该塔塔底温度进行“串级调节”。
该塔采用真空蒸储，其真空度为70kPa（绝），由真空系统3X-6301来维持。并用M气来调节，使其塔顶压力稳定。
“B/T分离塔”的塔顶为纯苯产品气，经水冷冷凝冷却器冷凝后入回流槽，再用回流泵送一部分去B/T分离塔塔顶去回流，另一部分则经冷却器冷却后去界外槽区的纯苯储槽。
塔底为硝化甲苯，温度为114℃,用泵抽出，经水冷冷却器，降温到40°C后送往界外槽区的硝化甲苯槽储存。
*5废油、溶剂系统——。
从“加氢精制单元”、“预蒸僧单元”、“萃取蒸储单元”、“二甲苯蒸储单元”来的碳氢化合物废油，全部集中于“碳氢废油槽。再用废油泵送出。
从“萃取蒸储单元”来的废溶剂，收集在“废溶剂槽”，再用废
溶剂泵送出。
新鲜溶剂槽储存外购来的NFM溶剂，用新鲜溶剂泵送入“萃取蒸
储塔”。
从“加氢精制”、“预蒸储”、“萃取蒸储”和“二甲苯蒸储”等单元来的废气全部进入“废气槽”，此槽中的冷凝液(即废液)用泵将其送出。
*6火炬系统---- 。
除真空系统和稳定塔的废气外，其它从各单元来的废气全部进入“废气槽”，在此分离出冷凝液后，再全部送入“火炬系统(3X-6302)"o只有“溶剂再生”的真空系统废气直接分离后进入本“火炬系统”。
(2)纯甲苯生产工艺流程
萃取蒸储单元的设计能力，可以满足全年生产的硝化甲苯全部再精制成“纯甲苯”。
在进行生产“纯甲苯”时，“预蒸储单元”所获得的BT微分，将送往界外槽区的“BT微分槽”，而将槽区的硝化甲苯泵送到“进料槽”(3V-6301)。
纯甲苯的生产工艺流程基本上与纯苯、硝化甲苯的生产工艺流程相类似，仅有以下3个不同之处：
*1B∕T分离塔在生产“纯甲苯”时将仃用。在“解析塔”精微后所获得的纯甲苯经过冷却器冷却，再直接送往界外槽区的纯甲苯储槽中。
*2由于进料储分的改变，其气、液相变热也不相同，故“萃取蒸
储塔”与“解析塔”的温度设定也就有所差异。
*3由于硝化甲苯中的非芳煌组分很少，因此在处于器蒸播过程
中，必须增加少量的非芳烧。为满足此要求，则通过
回流泵（3P-6303A∕B）将循环非芳燃送入“进料槽”（3V-6301）中。
1.3.3主要设备的功用与特点、原理
（1）萃取蒸储塔一一
该塔分为上、下段，上部进行萃取蒸储；下部则进行非芳煌中的溶剂的回收。
萃取蒸储的目的是为了使非芳煌与芳堤分离开来。由于非芳烽与芳煌的分离不能用普通的精储方法来实现，为此必须要采用添加特定溶剂NFM的所谓萃取蒸储方法来加以分离。
萃取溶剂NFM的作用是影响组分的蒸汽压，即非芳烧，沸点高于或接近芳炫相平衡温度的非芳烧，就能从萃取蒸储塔的塔顶逸出，而芳煌则残留在萃取蒸储塔的塔底，溶解在萃取溶剂NFM中。该添加溶剂的流量是设定的，当原料的处理量发生变化时，为了保持塔操作的稳定，必须对萃取溶剂的流量给予重新设定。
在萃取蒸储塔中，其塔底的供热由两个再沸器提供，一是靠高压蒸汽作为热源；二是以该塔塔底热贫液为热源。
在萃取蒸储过程中，原料BT编分的进料量与萃取溶剂（即：贫液）的流量是进行串级调节的。由于具备了这些预先设定的参数，故该系统可以比较灵活地从塔的侧线与塔顶采出所需要的产物。
该萃取蒸储塔的操作目标有二，一是使塔底芳炫富液(NFM)中不含非芳烧；二是使塔顶产物中的芳烧与溶剂含量均为最低。实现这个目标的关键是进料的温度与料液/溶剂的比率。
由于萃取溶剂NFM在萃取蒸储塔的顶部几乎不会蒸发，因此可以不用进行自身回流。这样就促进了塔内上升蒸汽中芳煌的回收，而且，较少的非芳燃也继续被溶解。可见，在此必须控制好原料液与溶剂的比例。
塔顶蒸汽的数量是由萃取蒸储塔的热平衡所决定的。由于此塔顶蒸汽的数量对于塔底产物量而言是相当的少，仅0.85%,因此，塔顶蒸汽温度的微小变化，就能引起塔顶蒸汽流量的较大变化。可见，萃取蒸储塔的热平衡是非常敏感的。
在维持塔底加热温度稳定的条件下，塔顶加入的溶剂温度与进料温度的高低也均会使塔顶蒸汽量发生很大的变化，可见及时地预先调整好这些温度，也是实现萃取蒸储塔正常操作的必备的先决条件。
在塔内的上、下段之间，设置了一个带有2组加热盘管的单泡罩塔板，其热源是低压蒸汽。该单泡罩塔板是收集塔上部溶剂回收段来的非芳崎，此非芳煌借助这1组或1个盘管是该塔盘上的液体再蒸发。故在此单泡罩塔板上形成两个液相的较重液体(即：NFM),此NFM 液体通过液面控制器送入塔的下部。
上述加热盘管可以选择如下几种操作状态：
*1当萃取蒸储塔的进料液中的非芳燃含量较低时，则在溶剂回收部的蒸汽流量必须提高。
炼焦煤在焦炉干镏过程中产生的苯族烃随荒煤气逸出，粗苯是有机化学工业的重要原料，回收粗苯具有较高的经济效益。 焦炉煤气中粗苯含量一般为25～40g/m3.，粗苯的产率与装炉煤的质量、炼焦温度和焦炉炉顶空间温度有关。即粗苯的产率随装炉煤挥发分的提高而增加，随炼焦温度、炉顶空间温度的提高而下降。通常为装入干煤的0.9%～1.3%。 一般每立方米粗煤气中粗苯含量为20～45g，粗苯中苯、甲苯、二甲苯含量占90％以上,其中苯约占70％、甲苯8％～25％、二甲苯2％～5％。 粗苯产品的技术要求主要有两个指标：一是水分，要求在室温下目测无可见不溶解水；二是对粗苯产品作镏程测定，当粗苯产品作为溶剂用时,180℃前镏出量应＞91%，当作为精制用粗苯时，180℃前镏出量应＞93%。 粗苯的主要组分有苯、甲苯、二甲苯和三甲苯等芳烃，此外还含有不饱和化合物、含硫化合物、脂肪烃、萘、酚类和吡啶类化合物。 从焦炉煤气中回收粗苯一般均采用焦油洗油作吸收剂，其工艺包括洗涤和蒸馏两个部分。1、粗苯洗涤 焦炉煤气以25～27℃依次通过串联的洗苯塔，与塔顶喷洒的焦油洗油逆流接触，脱除粗苯后煤气从塔顶排出。塔底排出含粗苯约 2.5%的富油送往蒸馏装置脱苯。脱苯后的贫油含苯0.2％～0.4%，经冷却至27～30℃后送至洗苯塔循环使用。 2、粗苯蒸馏 20世纪80年代以前,我国绝大部分焦化厂均是沿用原苏联的蒸汽加热富油脱苯工艺，这种工艺陈旧，蒸汽消耗量大，设备庞大，产品质量差。 1976～1979年间，我国自行设计的脱苯装置相继在新（新余）钢焦化厂和济钢焦化厂建成，分别采用管式炉加热富油，脱苯塔打回流的30层单塔脱苯生产粗苯和45层单塔脱苯生产两种苯（轻苯、重苯）的装置，经过攻关、调试投入正常生产，并取得了“单塔脱苯工艺及新型脱苯塔发明专利”。 目前国内各焦化厂均普遍采用了管式炉加热富油脱苯工艺。这种工艺可以有双塔生产轻苯、重质苯以及单塔生产从粗苯洗涤工序来的富油经油汽换热器和油油换热器加热后进入脱水塔，塔顶逸出的油气和水蒸汽的混合物经冷凝器后送入油水分离器。 脱水塔底排出的富油用泵送入管式炉加热到180～190℃后进入脱苯塔。 抽出1％～1.5%的富油进入洗油再生器，用管式炉加热的过热蒸汽直接蒸吹，带油的蒸汽由器顶排出进入脱苯塔下部，残渣从再生器底部排放。 脱苯塔顶部逸出的粗苯蒸汽经油汽换热器降温、冷凝冷却器冷凝和油水分离后送入粗苯中间槽。 部分粗苯送到脱苯塔顶作回流，其余粗苯作为两苯塔原料。 脱苯塔底排出的热贫油，经油油换热器入塔下的热贫油槽，再用泵送贫油冷却器冷却后去洗涤系统循环使用。 粗苯经两苯塔分馏，塔顶逸出的轻苯蒸汽经冷凝器和油水分离器进入回流槽。 部分轻苯送到两苯塔顶作回流，其余为产品。塔侧线引出精重苯，塔底排出萘溶剂油。 管式炉加热富油在脱苯的同时还能脱萘。脱苯塔顶油气出口温度保持在103～105℃，富油脱苯时萘也被蒸出溶于粗苯中，并以萘溶剂油的形态从两苯塔底排出。贫油含萘＜2%，从而可大幅度降低洗苯塔后的煤气含萘量。 （2）管式炉加热单塔生产粗苯富油脱苯工艺。单塔生产粗苯装置的脱苯塔为30层，塔顶打回流并产出粗苯，侧线提取萘油，塔底为贫油。 粗苯和单塔生产轻苯、重苯三种方法。
粗苯加氢精制工艺设计 粗苯是一种重要的化工原料，广泛用于生产苯乙烯、苯甲酸、邻苯二甲酸等有机化合物。然而，粗苯中含有杂质，如硫、氮、氧等，对产品质量和生产设备都会造成影响。因此，精制粗苯是必要的工艺环节。本文将介绍以粗苯加氢精制的工艺设计。 一、工艺流程 以粗苯加氢精制的工艺流程主要包括三个部分：预处理、加氢精制和分离回收。具体流程如下： 1.预处理 粗苯进入预处理装置后，通过加热蒸汽和蒸汽空气混合物使粗苯中的硫化氢、二硫化碳、氨等杂质挥发出来，并通过冷却凝结后排放。经过预处理后的粗苯进入加氢精制装置。 2.加氢精制 加氢精制是以高压氢气为还原剂，通过加氢使粗苯中的杂质去除的过程。加氢精制反应条件如下： 温度：120-150℃ 压力：1.5-3.0MPa
氢油比：300-1000 催化剂：铜、铝、钼、钴等金属催化剂 在加氢精制过程中，杂质会被还原成硫化氢、氨等气体，通过气液分离器分离，然后通过洗涤器洗涤，最终得到精制苯。 3.分离回收 精制苯通过分馏塔进行分馏，得到苯和轻杂质。苯进入产品收集罐，轻杂质则通过冷却凝结后排放。 二、工艺特点 以粗苯加氢精制的工艺具有以下特点： 1.精制效果好 加氢精制工艺可以有效地去除粗苯中的硫、氮、氧等杂质，使得精制后的苯产品纯度高、质量好。 2.操作简便 加氢精制过程中，催化剂的选择和操作比较简单，不需要特别复杂的设备和技术。 3.节能环保
加氢精制工艺是一种节能环保的工艺，不需要高温高压操作，可以减少能源消耗和环境污染。 4.适应性强 加氢精制工艺适用于各类粗苯，不受原料质量的限制。 三、工艺优化 为了进一步提高以粗苯加氢精制的工艺效率和产品质量，可以从以下几个方面进行优化： 1.选择优质催化剂 铜、铝、钼、钴等金属催化剂的选择会对加氢精制的效果产生影响，因此应根据不同原料的特性选择适合的催化剂。 2.控制反应条件 反应温度、压力和氢油比的控制对于加氢精制的效果有着至关重要的影响。应根据原料特性和产品要求，合理选择反应条件进行控制。 3.采用新型技术 如采用微波或超声波等新型技术可以提高反应速率和效率，同时还能减少催化剂的使用量和废弃物的排放。
粗苯的加氢精制 1.粗苯加氢精制的应用历史与现状 所谓“粗苯加氢”实质上是“轻苯加氢”。即：在一定的温度、压力条件下，在专用催化剂、纯氢气的存在下，通过与氢气进行反应，使轻苯中的不饱和化合物得以饱和；使轻苯中的含硫化合物得以去除，转化成硫化氢气体。然后再对“加氢油”进行精馏，最终可以获得高纯度的苯类产品。显然，采用此工艺，没有污染物产生，产品质量好，越来越得到人们的青睐，是今后的发展方向。 对轻苯进行加氢精制工艺早在20世纪50年代就在国外得到了工业应用。目前发达的国家，如美、英、法、德、日等均已广泛采用这个先进的加氢精制工艺。而在国内，直到上世纪70年代，北京燕山石油化工公司从西德引进第一套“Pyrotol制苯”装置，利用裂解汽油为原料，经加氢以获得高纯度石油苯；接着，80年代初，宝钢的一、二期工程从日本引进了一套“高温Litol”加氢装置，对焦化轻苯进行加氢精制；尔后，河南“平顶山帘子布厂”也引进了一套“高温Litol”装置。近年来，石家庄焦化厂、宝钢三期工程引进了德国的“K.K技术”，即：“中温Litol”装置。北京焦化厂也建成了国内自行设计的“中温加氢”装置，并已过关。另外，山西太原等地也正在建设了轻苯加氢装置。可见，粗苯加氢精制是国内今后的发展方向。 轻苯的加氢精制工艺方法很多，其中工业应用的有下列几种： （1）鲁奇法——该法所采用的催化剂为氧化钼、氧化钴和三氧化二铁；反应温度为350~380℃；以焦炉煤气为直接氢气源；操作压力为 2.8Mpa。该法的苯精制率较高，加氢油采用共沸蒸馏法或选择萃取法进行分离，可以制得结晶点为5.5℃的高纯度苯。 （2）考柏斯法——该法也是采用氧化钼、氧化钴和三氧化二铁为催化剂；反应
苯加氢工艺 本装置包括加氢精制、预蒸馏、萃取蒸馏、二甲苯蒸馏和罐区五个部分，其中前四部分为主装置部分，简称加氢蒸馏部分。 加氢蒸馏部分概述 粗苯在加氢精制单元中经过多级蒸发后，进行两级加氢处理（预加氢、加氢净化），反应所需的补充氢气由外界提供。粗苯加氢所产生的轻质组分及h2s从产品中分离出来是利用稳定塔来实现的，将其送往煤气精制厂集中处理。经加氢处理后的产品三苯馏份（btxs）送往预蒸馏单元。加氢精制单元的重组分分离是利用一残油蒸馏塔实现的，其重组分送往古马隆生产装置。三苯馏份（btxs）在预蒸馏单元进行蒸馏分离，被分成含有苯和甲苯的bt馏份和含有二甲苯的xs馏份，bt馏份送入萃取蒸馏单元，而xs馏份送入二甲苯蒸馏单元。 bt馏份中的非芳香烃是在萃取蒸馏单元中从bt馏份中分离出来的，随后作为非芳馏份产品送往罐区单元，蒸馏中分离出的纯苯、硝
化级甲苯送往槽区单元。 在二甲苯蒸馏单元里，轻组分、重组分从xs组分中分离出来，以获得纯二甲苯，轻组分与重组分一起和二甲苯送往罐区单元，作为产品出厂。 工艺流程见加氢及蒸馏部分工艺流程图。 工艺流程叙述 加氢反应 从槽区来的原料(colo)经过粗苯过滤器(2f-6101a/b)和粗苯中间槽(2t-6101)到粗苯原料泵(2p-6101a/b)，将原料升压至操作压力，开始运转时(sor)约3030kpa，后期运转时(eor)约3420kpa。原料在预蒸发器(2e-6101a~e)内通过与主反应器反应物进行热交换，被预加热和部分汽化，通过混合喷嘴(2j-6101a~e)原料和循环氢压缩机 (2k-6102a/b)来的循环氢混合，从预蒸发器来的混合物经过混合喷嘴后温度约177/183℃(sor/eor)，进入蒸发器底部。 蒸发器塔底压力约2960/3320kpa(sor/eor)，温度约为184/190℃
苯加氢简介 苯加氢作业区简介 一、概况 苯加氢作业区位于鞍钢厂区西北部,原址矿渣山，占地面积4.5万平方米，2007年10月破土动工，2009年8月将投产运行。其项目是采用德国伍德公司专利加氢技术，低温低压加氢萃取工艺法，是国内焦化企业单套生产能力最大，具有易燃易爆特性的石化类工艺项目，属重大危险源、省甲级要害部位。 苯加氢项目固定资产投资为37756.36万元（含外汇1186.42万美元）, 铺底流动资金2171.20万元。 苯加氢工艺有6个生产单元及其它辅助设施组成，主要主要生产高纯苯、甲苯、二甲苯、重苯残油、非芳烃及C9馏分。广泛用作制造合成纤维、合成橡胶、炸药、塑料、医药和染料、油漆等产品的原料，也可用作树脂工业以及作为溶剂用于涂料、农药和橡胶加工工业等。 苯加氢作业区及辅助设施自动化控制水平较高，安全性能高，能耗低，环境保护效益明显，其加氢产品质优价高，可以出口外销。增产的非芳烃可以作为燃料销售，创建很可观的经济效益。是国内目前生产能力最大，技术最先进的苯加氢工艺装置。 二、工艺特点 粗苯中主要含有苯（约70%）、甲苯（约14%）、二甲苯（约4%）和三甲苯等芳香烃，其总含量占85%以上，这些物质都是重要的化工原料。此外，粗苯中还含有不饱和化合物（烯烃）、含硫化合物（噻吩）、含氧化合物（苯酚）及含氮化合物（吡啶）等杂质。粗苯精制工艺是以粗苯为原料，经化学和物理等方法提纯精制为高纯度苯类产品的过程。 1、加氢分类及国内情况 粗苯加氢根据操作条件不同，可分为高温加氢（580-630℃，6.0Mpa），中温加氢（480-550℃,5.0Mpa）及低温加氢（300-380℃,4.0Mpa）。宝钢一期引进的是莱托法高温脱烷基工艺；北京焦
粗苯加氢精制工段设计毕业设计 一、选题背景 粗苯加氢是常见的石化工艺，其产品主要用于生产苯乙烯、环己烯等有机化工原料。在粗苯加氢过程中，需要进行精制操作，以提高产品纯度和质量。因此，对粗苯加氢精制工段进行设计是十分必要的。 二、设计目标 本次设计的目标是设计一个高效、稳定、安全的粗苯加氢精制工段，并优化其操作流程和控制系统，以提高产品纯度和质量，并降低生产成本。 三、工艺流程 1. 粗苯进料 2. 粗苯预处理：去除杂质和不纯物质。 3. 加氢反应：将预处理后的粗苯与催化剂在反应器内进行加氢反应。
4. 分离：将反应后的混合物进行分离，得到目标产物和副产物。 5. 精制：对目标产物进行进一步的精制操作，以提高其纯度和质量。 6. 储存/出料：将精制后的产品储存或出料至下一个生产环节。 四、设备选择与布局 1. 反应器：选择具有良好耐腐蚀性和高效传热性能的反应器，并根据 生产需求确定其数量和容积。 2. 分离设备：选择适用于该工艺的分离设备，如蒸馏塔、萃取塔等， 并根据生产需求确定其数量和规格。 3. 精制设备：选择适用于该工艺的精制设备，如吸附塔、膜分离装置等，并根据生产需求确定其数量和规格。 4. 储存设备：选择适用于该产品的储存设备，如储罐、槽车等，并根 据生产需求确定其数量和容积。 5. 设备布局：根据工艺流程和安全要求进行合理布局，确保操作顺畅、安全可靠。
五、控制系统设计 1. 控制策略：采用先进的自动控制系统，实现对加氢反应温度、压力、流量等参数进行实时监测和调整，以保证反应过程稳定可靠。 2. 仪表选型：选择精度高、稳定性好的仪表进行监测和控制，如温度计、压力计、流量计等。 3. 自动化程度：尽可能提高自动化程度，减少人为干预，提高生产效 率和产品质量。 4. 安全措施：设置多种安全保护措施，如压力传感器、温度传感器、 流量传感器等，确保设备和人员安全。 六、经济效益分析 1. 投资成本：包括设备采购费用、工程设计费用、土建工程费用等， 总投资约为XXX万元。 2. 生产成本：包括原材料成本、能源消耗成本、人工成本等，每吨产 品生产成本约为XXX元。 3. 收益分析：根据市场需求和产品价格进行收益预测，每年可获得
1粗苯精制 生产芳香烃苯、甲苯、二甲苯的主要原料是石油催化重整的重整油、石油裂化的高温裂解汽油和焦化粗苯。这3种原料占总原料量的比例依次为：70％、27％、3％。以石油为原料生产芳香烃的工艺都采用加氢工艺，以焦化粗苯为原料生产芳香烃的工艺有酸洗精制法和加氢精制法。焦化苯与石油苯生产成本相比约低1500元/t。2007年，我国加氢苯产能约56万t/a，产量约30万t，消耗粗苯约48万t，估计2008年建成投产的苯加氢装置产能为81万t/a，累计产能达到137万t/a。2009年建成投产的苯加氢装置产能为78万t/a，累计产能达到215万t/a。 表1.1 焦化苯与石油苯产品质量对比 20世纪80年代上海宝钢从国外引进了第一套Litol法高温加氢工艺，90年代石家庄焦化厂从德国引进了第一套K.K法低温加氢工艺，1998年宝钢引进了第二套K.K法加氢工艺，还有很多企业正在筹建加氢装置。 1.1加氢原理 焦化苯中芳烃含量一般大于85%（wt），而其中苯、甲苯、二甲苯又占芳烃含量的95%以上。焦化苯精致可分为两大类：酸洗法和加氢精制法。 1.1.1酸洗法 传统的粗苯加工方法，采用硫酸洗涤净化。常温常压、流程简单、操作灵活、设备简单。但由于不饱和化合物及硫化物在硫酸作用下，生成黑褐色的深度聚合物（酸焦油），至今无有效治理方法，另外不能有效分离甲苯、二甲苯，产品质量、产品收率无法和加氢精制相比，正逐步被取代。 1.1.2加氢精制法 粗苯加氢根据其催化加氢反应温度不同可分为高温加氢和低温加氢。在低温加氢中，由于加氢油中非芳烃与芳烃分离方法的不同，又分为萃取蒸馏法和溶剂萃取法。 1.1. 2.1高温法 高温加氢比较有代表性的工艺：由美国胡德利公司开发、日本旭化成改进的高温热裂解法生产纯苯的莱托（Litol）法技术。 在高温（600~630℃）、高压（5.5MPa）、催化剂（Co-Mo和Cr2O3-Al2O3）作用下进行气相催化两段加氢的过程，将轻苯中的烯烃、环烯烃、含硫化合物、含氮化合物转化成相应的饱和烃，同时发生苯的同系物加氢和脱烷基发应，已转化成苯与低分子烷烃，高温加氢的产品只有苯，没有甲苯和二甲苯，另外还要进行脱硫、脱氮、脱氧的反应，脱除原料有机物中的S、N、O，转化成H2S、NH3、H2O的形式除去，对加氢油的处理可采用一般精馏方法，最终得到苯产品。通过精制生产高纯苯，苯回收率可达114%。由于高温催化加氢脱除的烷基制氢作为氢源，不需要外界给其提供氢气。 1.1. 2.2低温法 低温加氢代表性的工艺：美国Axens低温气液两相加氢和德国伍德（Uhde）KK低温气相加氢技术。 在低温(280~350℃)、低压（2.4MPa）、催化剂（Co-Mo和Ni-Mo）作用下进行气相催化或液相两段加氢的过程，将轻苯中的烯烃、环烯烃、含硫化合物、含氮化合物转化成相应的饱和烃。对于加氢油的处理，萃取蒸馏低温加氢工艺采用萃取精馏方法，把非芳烃与芳烃
苯加氢工艺—-基本原理及工艺流程 §1.2基本原 理 粗苯加氢根据其催化加氢反应温度不同可分为高温加氢和低温加氢。在低温加氢中，由于加氢油中非芳烃与芳烃分离方法的不同, 又分为萃取蒸馏法和溶剂萃取法. 低温催化加氢的典型工艺是萃取蒸馏加氢(K。 K 法）和溶剂萃取加氢。在温度为300～370℃，压力2。5~3。0MPa 条件下进行催化加氢反应。主要进行加氢脱除不饱和烃，使之转化为饱和烃; 另外还要进行脱硫、脱氮、脱氧反应, 与高温加氢类似，转化成H2S、NH3、H2O 的形式。但由于加氢温度低, 故一般不发生加氢裂解和脱烷基的深度加氢反应。因此低温加氢的产品有苯、甲苯、二甲苯。 §1.3苯加氢工艺流程 1。3.1PSA制氢工艺说明 PSA制氢单元由预处理单元和变压吸附单元两部分组成,采用PLC程序控制系统；预处理单元由一台气液分离器、两台变温吸附器、一台解吸气加热器、一台解吸气冷却器、13台程控阀和一系列调节阀、手动阀组成;预处理单元采用变温吸附（TSA）原理吸附甲醇驰放气中携带的甲醇组分，在吸附剂选择吸附条件下，低温吸附除去原料气中杂质组分，高温下脱附这些杂质而使吸附剂获得再生。整个操作过程在1.70MPa压力下进行，两台预处理器交替工作,每个吸附器在一次循环中均需经历吸附、逆放、加热、冷吹、充压共五个工艺步骤；变压吸附单元由一台产品气缓冲罐、一台解吸气缓冲罐、31台程控阀以及一系列调节阀和手动阀组成；变压吸附单元采用变压吸附（PSA）原理分离气体的工艺，从甲醇弛放气中提取纯氢气，在吸附剂选择吸附条件下，高压吸附除去原料气中杂质组分,低压下脱附这些杂质而使吸附剂获得再生。整个操作过程是在环境温度下进行的，五个吸附塔交替工作，每个吸附器在一次循环中均需经历吸附，一均降,二均降，顺放，三均降，逆放，冲洗，三均升,二均升，隔离，三均升,终充,共12个工艺步骤，五台吸附器在程序的安排上相互错开,以保证原料气连续输入和产品气不断输出;变压吸附主工艺采用5—1-3/P工艺，即5塔在线、1塔吸附、同时进行3次均压工艺 1.3。2加氢精制单元工艺说明 从预处理单元或者罐区轻苯罐泵送过来的轻苯（或者两者混合物），首先经轻苯过滤器过滤后进入轻苯缓冲槽V-101,然后由原料高速泵P-101A/B对轻苯原料进行升压至3。4～4.4MPa后轻苯分为两部分，其中约90％的轻苯进入预蒸发器 E-101与从循环气体压缩机C—102A/B来的循环气体经预蒸发器混合喷嘴
焦化粗苯加氢精制工艺及催化剂研究进展马春旭，王俊文，张林香，刘利辉，刘宏琦 摘要:论述了焦化粗苯加氢精制地工艺方法及其催化体系，并简单介绍了国内加氢工艺地应用.通过比较不同温度条件地加氢工艺，认为低温法加氢具有设备投资省、品种多样、操作简便等优点，是较为理想地粗苯加氢精制工艺.当前粗苯精制中应用广泛地催化剂是以A l2O3为载体地Mo钼基催化剂，如何将理论研究领域地脱硫催化剂更好地应用到粗苯加氢精制行业是发展趋势.国内近年大量上马一批粗苯加氢精制项目，但多引进国外技术，自主开发研究成为迫切任务.b5E2R。关键词：焦化粗苯；加氢；精制；催化剂 中图分类号：TQ 174 文献标识码：A 文章编号:1671—3206(2oos)11—1368一o4p1Ean。 焦炉煤气经洗苯和蒸馏回收后得到地苯系化合物，以苯为主，一般称之为焦化粗苯.我国焦化工业生产地粗苯，是苯类产品地主要来源[1].苯类产品苯、甲苯、二甲苯都是重要地有机化工原料和溶剂，工业价值很高，如何合理有效地回收粗苯中地苯类产品，一直是人们关注地课题.目前焦化粗苯工业化处理技术主要有酸洗法和催化加氢法两种，随着环保日益得到重视及粗苯加工规模由分散走向集中，我国地酸洗加工工艺处于被淘汰地局面，加氢精制工艺由于其产品纯度高、收率高、污染小、自动化程度高等优点，表现了更强地生命力[2].本文结合国内外粗苯加氢技术现状和催化剂地研究应用情况，对目前加氢精制工艺及其催化剂进行评述和比较.DXDiT。 1 焦化粗苯加氢工艺 粗苯是烃类及其衍生物地混合物，其沸点一般低于200 clc，组成和含量见表1. 焦化粗苯加氢即在一定地温度、压力及催化剂下，通过与氢气进行反应，使粗苯中地不饱和化合物得以饱和；使粗苯中地含硫化合物得以去除，将硫转化成硫化氢气体；使非芳烃化合物裂解成低分子气体.具体地焦化苯催化加氢工艺由于各种原因，又存在一定地差异，通常根据加氢反应温度地不同，区分为高温加RTCrp。
生产苯、甲苯、二甲苯的主要原料是石油催化重整的重整油、石油裂化的高温裂解汽油和焦化粗苯。这3种原料占总原料量的比例依次为：70%、27%、3%。以石油为原料生产芳香烃的工艺都采用加氢工艺，以焦化粗苯为原料生产芳香烃的工艺有酸洗精制法和加氢精制法。 酸洗法仍在发展中国家被大量采用，其工艺落后、产品质量低、无法与石油苯竞争，而且收率低、污染严重，产生的废液很难处理。在发达国家都已采用加氢精制法，产品可达到石油苯的质量标准。国内有很多企业已建成投产或正在建设粗苯加氢装置。20世纪80年代，上海宝钢从日本引进了第一套Litol法高温加氢工艺，90年代石家庄焦化厂从德国引进了第一套K.K法低温加氢工艺，1998年宝钢引进了第二套K.K法加氢工艺，还有很多企业正在筹建加氢装置。随着对产品质量和环保的要求越来越严格，粗苯加氢工艺的应用是大势所趋。 1 粗苯加氢精制的原理 粗苯加氢根据其催化加氢反应的温度不同可分为高温加氢和低温加氢。在低温加氢工艺中，由于加氢油中非芳烃与芳烃的分离方法不同，又分为萃取蒸馏法和溶剂萃取法。 高温催化加氢的典型工艺是Litol法，在温度为600～650℃、压力6.0MPa条件下进行催化加氢反应。主要加氢脱除不饱和烃，加氢裂解把高分子烷烃和环烷烃转化为低分子烷烃，并以气态形式分离出去。加氢脱烷基，把苯的同系物最终转化为苯和低分子烷烃。故高温加氢的产品只有苯，没有甲苯和二甲苯，另外还要进行脱硫、脱氮、脱氧的反应，脱除原料有机物中的S、N、O，转化成H2S、NH3、H2O除去，对加氢油的处理可采用一般精馏方法，最终得到产品纯苯。 低温催化加氢的典型工艺是萃取蒸馏加氢（K.K法）和溶剂萃取加氢。在温度为300～370℃、压力2.5～3.0MPa条件下催化加氢。主要进行加氢脱除不饱和烃，使之转化为饱和烃。另外还要进行脱硫、脱氮、脱氧反应，与高温加氢类似，转化成H2S、NH3、H2O。但由于加氢温度低，故一般不发生加氢裂解和脱烷基的深度加氢反应。因此低温加氢的产品有苯、甲苯、二甲苯。对于加氢油的处理，萃取蒸馏低温加氢工艺采用了萃取精馏方法，把非芳烃与芳烃分离开。而溶剂萃取低温加氢工艺是采用溶剂液液萃取方法，把非芳烃与芳烃分离开，芳烃之间的分离可用一般精馏方法实现，最终得到苯、甲苯、二甲苯。 2 粗苯加氢工艺 目前已工业化的粗苯加氢工艺有莱托（Litol )法、萃取蒸馏低温加氢(K.K）法和溶剂萃取低温加氢法，第一种为高温加氢，后两种为低温加氢。
焦化粗苯加氢技术的工艺发展与展望 1粗苯加氢工艺的技术及现状 焦化粗苯的精制最早是米用酸洗法，由于该工艺存在脱硫效率低、芳烃损失咼、产率低、产品质量差、生产成本高、副产酸焦油和残渣处理难度大等问题，造成了不可避免的环境污染。随着我国有机化工高端产品的迅速发展，对原料质量的要求也越来越高，酸洗法所得的芳烃产品质量已无法满足高端化工产品生产的需求，在发达国家早已被淘汰。我国一些企业相继开发了粗苯催化加氢精制工艺，所得焦化苯的品质已经有了很大提高，已能完全替代石油苯。目前，国外采用的粗苯加氢精制工艺按反应温度区分有高温法（600〜630C）和低温 法（320〜380 E）两种。低温法主要以美国的Axe ns低温气液两相加氢技术和德国的Uhde低温气相加氢技术为代表。高温法主要以胡德利开发、日本旭化成应用于粗苯加氢的高温热裂解法生产纯苯的Litol法技术为代表。下面就对两种工艺作简要说明。 2.1 低温法粗苯催化加氢精制的工艺流程 低温加氢精制工艺是在低温（反应温度280〜350C）、低压（2.4MPa）、催化剂（Co-Mo 和Ni-Mo）作用下进行的催化加氢过程，将经脱重装置后轻苯中的烯烃、环烷烃、硫化物、氮化物转化为相应的饱和烃，通过萃取蒸馏法将芳烃和非芳烃分离，再经精馏可得到高质量的苯、甲苯、二甲苯等产品。低温加氢工艺以联邦德国的鲁奇（Lurgi）法、克鲁柏考柏斯（KruppKoppers）法为主要代表,两者的加氢流程基本相同，但操作条件及精馏系统有所不同, 主要介绍K2K法。K2K法是由BASF /VEBA公司开发，由克鲁柏•考柏斯（K • K）公司改进的工艺技术。该工艺萃取蒸馏选用了莫菲兰法，以N 2甲酰吗啉为萃取剂。 为避免在一个反应器内的反应过于激烈而影响催化剂的活性和寿命，故该加氢精制工艺 采用两段式反应器，设置了预反应器和主反应器。在预反应器内，以Ni2Mo为催化剂，反应温度190〜240 °C,将乙烯、苯乙烯和二硫化碳等物质除去，以避免它们在后续设备中发生聚合反应。在主反应器内，经预反应器处理后的物料在Co2M催化剂和320〜370 C条件下发生加氢反应,烯烃加氢后生成相应的饱和烃,噻吩等硫化物、氧化物和氮化物加氢后转化为烃类、硫化物及氨。该工艺采用萃取精馏分离出芳烃和非芳烃,芳烃再经普通蒸馏分离出苯、甲苯及二甲苯。所得产品中纯苯质量分数＞ 99. 9% ,结晶点＞ 5. 48 C ,噻吩含量＜0. 5 X 10- 6 ,同时可得到高纯度的甲苯和二甲苯。其工艺流程见图1。 2. 2 中温加氢工艺 中国科学院山西煤炭化学研究所20世纪70年代初期就开始了焦化粗苯加氢精制的研究与开发，研制出适合中温加氢法与低温加氢法两系列粗苯加氢精制催化剂及工艺。该工艺采用
粗苯加氢提纯的工艺流程 ** 09级应用化工 摘要:本文系统的阐述粗苯加氢的工艺技术，详细地介绍了粗苯加氢的工艺流程和提纯所用的各种设备。通过对比其他提纯方法，提出了加氢提纯的优点，加氢提纯成为未来提纯粗苯的环保方式。 关键词: 粗苯; 加氢提纯;工艺流程; 萃取精馏 1 1.引言 粗苯精制就是以粗苯为原料，经化学和物理等方法将上述杂质去除，以便得到可作原料使用的高纯度苯。目前，国内焦化粗苯的加工仍存在两种工艺，一种是古老的酸洗净化法，另一种是先进的加氢精制法。目前我国粗苯加工能力仅为65万t，其中只有19 万t采用加氢工艺生产，其他均采用酸洗法。酸洗法只能部分脱除粗苯中粗苯(混合芳烃)的的含硫化合物(主要是噻吩)和杂质，在加工过程中芳烃化合物损失较大(8,一10,)，其副产废物酸焦油和残渣尚无有效的治理方法，造成环境的污染。随着有机化学工业的迅速发展，对苯系芳烃产品的质量要求很高，酸洗法得到的芳烃产品已无法满足需要，在发达国家该方法早已被淘汰。 二十世纪五十年代初期，美、英、德、法等国相继开发成功粗苯催化加氢精制法，所得苯的凝固点为5.2?一5.4?。后来由于萃取蒸馏法的开发成功，采用较低温度 【1】(小于400?)的粗苯加氢精制法，也能得到高质量的苯、甲苯和二甲苯。目前国外 【2】精制过程以反应温度区分有高温法(600?一630?)与低温法(320?一粗苯加氢
380?)二种 低温法加氢精制法主要包括三个关键单元:焦炉煤气变压吸附制纯氢(纯度大于99(9,);催化加氢精制过程(预加氢和主加氢);产品提纯过程(萃取或萃取蒸馏)。低温法也能得到优质的苯、甲苯和二甲苯等产品，三种苯系芳烃收率为:苯98,、甲苯98,、二甲苯89,。该方法反应条件比较温和，反应温度为320?一380?，压力为3(0MPa-3(5MPa，设备和管道的材料容易解决，400?以下CrMo钢即可满足要求，国内就能供应。因此建厂投资较低，操作过程危险性可大为降低。低温加氢法是目前技术下相对比较理想的方法，既能得到优质的苯系列芳烃产品，又可解决环境污染问题 2 2工艺流程 本工艺分为4个单元，分别为100单元，200单元，300单元和400单元，导热油系统及制氢系统。 2.1 100单元工艺流程 2.1.1 脱重塔 粗苯原料自罐区粗苯罐经粗苯过滤器F-1101、调节阀LV-1101到粗苯原料缓冲槽V-1101，液位由LV-1101控制调节。V-1101有氮封装置，压力的控制由 PV1101A.B调节。缓冲槽中的粗苯经进料泵P-1101A/B至原料预热器E-1101(此换热器是由主反应产物和粗苯换热)经原料流量调节阀FV1101后进入脱重组分塔C-1101，脱重组分塔的作用是脱除粗苯原料中的重组分，防止重组分在加氢系统聚合结焦。脱重塔底的热量由导热油加热的塔底再沸器E-1103供给，为了减少重组分在E-1103中结焦，再沸器中原料的循环由塔底泵P-1103A/B强制循环，富裕的重组分经冷却器1104A/B排至罐区重芳烃罐，重芳烃的采出由塔底液位控制调节阀LV1102来控制。E-
粗苯资源现状及精制技术进展 摘要：文章简要介绍了粗苯资源的来源及性质，并对其资源供需现状及精制技术进展进行了分析、评价。最后结合计划建设粗苯加氢项目利弊进行了分析，并提出了建议。 关键词：粗苯资源加氢技术 1概述 粗苯是煤热解生成的粗煤气中的产物之一,经脱氨后的焦炉煤气中含有苯系化合物，其中以苯含量为主，称之为粗苯。自煤气回收粗苯最常用的方法是洗油吸收法。粗苯为淡黄色透明液体，比水轻，不溶于水。储存时由于不饱和化合物，氧化和聚合形成树脂物质溶于粗苯中，色泽变暗。粗苯主要用于深加工制苯、甲苯、二甲苯等产品，苯、甲苯、二甲苯都是宝贵的基本有机化工原料。 粗苯是焦炭生产过程中的副产物，因此上游焦炭产品的生产状况对我国粗苯的市场供应起着决定性作用，而下游精苯生产企业对粗苯的需求对其市场价格也起到拉动或制约作用。 由于粗苯是一种初级化工产品，成分复杂，不能直接用于化工生产，也不能直接被用户最终消费，这就产生了把粗苯深加工成纯苯的精苯生产企业，由精苯生产厂家把粗苯分离成纯苯、甲苯、二甲苯以及重质苯后，再到消费客户手中。这就形成了焦炭-粗苯-纯苯的生产链条。 2我国粗苯资源现状 2.1我国粗苯生产现状 从焦炉煤气中回收粗苯一般均采用焦油洗油作吸收剂，其工艺包括洗涤和蒸馏两个部分。 粗苯洗涤：焦油洗油吸苯的工艺流程见图1
图1 焦油洗油吸苯的工艺流程 粗苯蒸馏：目前国内各焦化厂均普遍采用我国自行设计的管式炉加热富油脱苯工艺。这种工艺可以有双塔生产轻苯、重质苯以及单塔生产粗苯和单塔生产轻苯、重苯三种方法。管式炉加热富油双塔脱苯工艺流程见图2。 图2 管式炉加热富油双塔脱苯工艺流程 粗苯质量按GB/T5022-93标准执行，见表1。 表1 粗苯质量指标
1.装置概况及工艺过程 1.1装置概况 粗苯加氢装置由制氢、加氢精制、萃取蒸馏、酸性水处理、酸性气处理、公用工程系统等单元组成。年处理焦化粗苯原料10万吨。其主要工艺过程是将粗苯原料经过脱重组分塔脱除C9以上重组分后经两级加氢处理（预加氢和加氢净化）。原料通过预反应器催化剂床层逆流向上，使双烯烃、苯乙烯、二硫化碳进行加氢脱除和双烯饱和，再通过主反应器催化剂床层进行加氢处理，使烯烃发生饱和反应生成饱和烃。硫、氧、氮等化合物被加氢转化烃类、硫化氢、水及铵盐被脱除，芳烃转化被抑制。处理后的物料经稳定塔除去溶解于物料中的硫化氢后进入萃取蒸馏系统。在环丁砜的作用下将芳烃和非芳烃分离。分离出的混合芳烃经苯塔、甲苯塔、二甲苯塔精馏分离，生产纯度极高的苯、甲苯、混合二甲苯产品及少量的C8—、C8+溶剂油。生产过程中产生的酸性水经酸性水汽提处理后送至污水处理厂，酸性气经酸性气处理装置脱除硫化氢制取硫磺。 1.2工艺流程简述 自罐区泵送来的焦化粗苯原料经过滤器FT-1101/A、B，再经主反应产物/脱重组分塔进料换热器E-1101（管程）换热后入脱重组分塔C-1101，在塔内进行轻、重组分分离，塔顶汽相经脱重组分塔顶冷却器E-1102（壳程）冷凝冷却后进入塔顶回流罐V-1101，不凝气经真空机组排放至火炬燃烧。液体经脱重塔回流泵P-1101/A、B加压后部分回流，部分送入加氢进料缓冲罐V-1102。塔底重苯经塔底泵P-1103/A、B 加压后送入脱重组份塔底冷凝器E-1104（管程）冷却后送往罐区。脱重塔底设两台再沸器E-1103/A、B和两台塔底循环泵P-1102/A、B 强制循环。再沸器热源采用导热油。为防止物料聚合结焦在脱重塔进料线注入阻聚剂。 加氢进料缓冲罐V-1102的轻苯经反应进料泵P-1104/A、B 加压后入轻苯预热器E-1105（管程）预热后与K-1101/A、B送来的循环氢气混合后依次进入轻苯蒸发器E-1106/A、B、C（管程），在轻苯蒸发器内被加热蒸发的轻苯和氢气进入J-1102与蒸发塔底来的液体混合后进入蒸发塔再沸器E-1107/A、B
浅谈粗苯加氢工艺 作者：马叶群张立波 来源：《环球市场》2018年第18期 摘要：对粗苯加氢精制工艺技术及路线进行了比较分析，介绍了国内外粗苯加氢精制工艺的方法及特点，分析了产品质量、品种、收率、能耗、投资等因素。结合实际情况，介绍了不同的粗苯加氢和萃取蒸馏工艺的特点。建设粗苯加氢装置时，综合考虑多方面因素，应优先选择低温加氢精制工艺。 关键词：粗苯加氢；萃取蒸馏；工艺特点 一、粗苯加氢工艺概况 （一）美国Axens气液两相加氢技术，采用自行开发的两段加氢技术。粗苯脱重组分后由高速泵提压进入预反应器，进行液相加氢反应，容易聚合的物质，如双烯烃、苯乙烯、二硫化碳在Ni-Mo催化剂作用下加氢变为单烯烃。由于预加氢反应为液相反应，能有效抑制双烯烃的聚合。 预反应产物经高温循环氢汽化后通过加热炉加热到主反应温度进入主反应器，在高选择性Co-Mo催化剂作用下进行气相加氢反应，单烯烃经加氢生成相应的饱和烃。硫化物（主要是噻吩）、氮化物及氧化物被加氢转化成烃类、硫化氢、水及氨，同时抑制芳烃的转化，芳烃损失率应 （二）德国Uhde低温气相加氢技术（KK法），由德国BASF公司开发，Uhde公司改进的粗苯加氢精制工艺。粗苯经高速泵提压后与循环氢混合进入连续蒸发器，抑制了高沸点物质在换热器及重沸器表面聚合结焦。苯蒸汽与循环氢混合物进入蒸发塔再次蒸发后，进入预反应器，容易聚合的物质，如双烯烃、苯乙烯、二硫化碳在Ni-Mo催化剂作用下，在190～240～C 加氢变为单烯烃，然后进入主反应器，在高选择性Co-Mo催化剂作用下进行气相加氢反应，单烯烃在此发生饱和反应形成饱和烃。硫化物（主要是噻吩）、氮化物及氧化物被加氢转化成烃类、硫化氢、水及氨，同时抑制芳烃的转化，芳烃损失率应 （三）日本Litol高温、高压气相加氢技术，由美国胡德利公司开发，日本旭化成公司改进的轻苯催化加氢精制技术。粗苯经预分馏塔分离为轻苯和重苯残液，为抑制结焦，预分馏塔采用真空蒸馏，塔底再沸器采用降膜再沸器，并向粗苯原料中注入一定比例的阻聚剂。轻苯经高压泵进入蒸发器与循环氢气混合后进入预反应器，在约6.0MPa、250～C左右、Co-Mo催化剂作用下，除去高溫时易聚合的不饱和组分（苯乙烯等），然后进入主反应器，在约 6.0MPa、620clc左右、Cr20催化剂作用下进行脱硫、脱氮、脱氧和加氢脱烷基等反应，苯收率约为114%。反应产物经分离后，液相经稳定塔脱除HS、低碳烃等组分，塔底的加氢油经白
粗苯加氢及精制产品工艺技术的优化与 研究 【摘要】粗苯的加氢精制工艺主要分为原料预离解度单位、加氢精制单元、 预馏法单位、萃取蒸馏法单位、芳香族化合物精炼设备和二甲苯精馏设备，其中 加氢精制设备主要包含了反应部分和稳定部分，反应部分采用了三次加氢，第一 段加氢阶段是预加氢的精制反应，二段和第三段加氢阶段加氢是最主要的加氢精 制反应，而萃取单元精馏则包括了萃取精馏塔、汽提塔和液液分离罐。采用粗苯 的加氢精制工艺生成苯时，芳香族化合物具有损失小、芳烃保留率高、产品质量 高等优点。 【关键词】粗苯加氢；工艺；加氢精制 近年来，不少研究学者以及公司机构对于粗苯加氢技术进行了深入研究。为 了能够更好地转变发展方式，长期可持续的发展，本文通过对粗苯加氢精致工艺 进行了探索研究。加氢处理是现代炼制过程中的一个基本过程。它可以去除碳氢 化合物污染物，如硫、氮、氧、金属、饱和芳香环和烯烃，并将高分子量分子分 解成较轻的化合物。传统的加氢处理方法一般被用于预处理过程中，为转化过程（如重整、催化裂化和加氢裂化）提供了理想的优质原材料，也可用作加工过程，生产符合生态标准的运输燃料。 1加氢技术 用过量氢气对馏出物和残渣进行催化、高温/高压处理以降低加工油的杂原 子含量和芳香性，称为加氢处理。可以说，先进的加氢处理技术是生产清洁运输 燃料的最重要因素之一。只有新的加氢处理概念和新的催化剂系统才能满足越来 越严格的环境法规。值得注意的是，加氢处理催化剂是全球催化剂市场中仅次于 流化催化裂化和加氢裂化的第三大领域。
加氢技术应用最多的领域就是石油的提取分离。原油馏分的加氢处理包括了同时进行的各种化学反应，如加氢脱磺酸基化(HDS)、氢化脱氮(HDN)、加氢去氧（HDO）以及芳烃的加氢。其中，HDS一直是工业和学术界关注的加氢处理的主要问题。这是由于高含硫量重质原油的使用增加，以及全球汽车燃料允许含硫量的减少。HDN是另一个备受关注的问题，因为含氮化合物的存在会影响深部HDS过程。HDN主要是为了减少后续加氢处理过程中的催化剂中毒。氮化物的存在对HDS和其他反应有抑制作用，因为它们优先吸附在催化位点上。HDN还要求满足燃烧产生的NOx排放标准，以减少空气污染。含氮芳香族环在脱氮之前需要先加氢，因此HDN较难实现，而含氮芳香族环的加氢由于空间和热力学的限制较难实现。相对于HDS和HDN, HDO在重油加氢处理中较少受到关注，这是因为这些油的氧含量较低。 加氢处理催化剂活性的提高需要了解催化剂形态和活性之间的关系。钼基催化剂在加氢裂化和加氢处理方面具有较好的性能。一般来说，已经确定了两种类型的活性位点：一种促进加氢反应，另一种促进油中杂环有机化合物的碳－杂原子键的氢解。MoS2的活性通常被认为是由于MoS2的边缘面，而基面被认为是惰性的。Daage和Chianelli提出了一种边缘－边缘模型，氢化反应只发生在MoS2晶体的顶部和底部边缘平面（边缘位）上，而氢化反应在所有边缘平面上都被催化。MoS2构效关系的研究大多是利用模型化合物进行的，重点研究HDS和氢化反应，而不是HDN和HDO反应。 2后台技术 但芳香族羟基物质在加工过程中质量损失较大（百分之十～百分之二十）；对副产垃圾酸焦油、残渣等还缺乏较高效的处理方法，容易导致污染；成品质量与同等级油品的质量差别很大，在应用方面局限性也很大；产品附加值较低，但经济性也相对不好。国家已淘汰了该方法。而目前比较领先的脱杂方法则是焦化粗苯加氢精制工艺，该产品能满足原油芳烃类的碳氢化合物质量规格，生产中使用范围广泛，环保效益显着，可有效改善煤化工发展行业的生产结构。其基本原理为：利用加氢将不饱和烃类物质转变为零点五饱和烷烃和烷类衍射体，使含硫的含氮类有机物质转变为无机硫、无机氮化合物，并以此实现了纯化的目的。该
粗苯加氢精制 粗苯精制的目的是将粗苯加工成苯、甲苯、二甲苯等产品，这些产品都是宝贵的化工原料。苯是重要的化工原料，广泛用作合成树脂、合成纤维、合成橡胶、染料、医药、农药的原料，也是重要的有机溶剂。我国纯苯的消费领域主要在化学工业，以苯为原料的化工产品主要有苯乙烯、苯酚、己内酰胺、尼龙66盐、氯化苯、硝基苯、烷基苯和顺酐等。在炼油行业中用作提高汽油辛烷值的掺和剂。甲苯是一种无色有芳香味的液体，广泛应用于农药、树脂等与大众息息相关的行业中，国际上其主要用途是提高汽油辛烷值或用于生产苯以及二甲苯，而在我国其主要用途是化工合成和溶剂，其下游主要产品是硝基甲苯、苯甲酸、氯化苄、间甲酚、甲苯二异氰酸酯等，还可生产很多农药和医药中间体。另外，甲苯具有优异的有机物溶解性能，是一种有广泛用途的有机溶剂。二甲苯的主要衍生物为对二甲苯，邻二甲苯等。混合二甲苯主要用作油漆涂料的溶剂和航空汽油添加剂，此外还用于燃料、农药等生产。对二甲苯主要生产PTA以及聚酯等。邻二甲苯主要用于生产苯酐等。 生产苯、甲苯、二甲苯的主要原料是石油催化重整的重整油、石油裂化的高温裂解汽油和焦化粗苯。这3种原料占总原料量的比例依次为：70%、27%、3%。以石油为原料生产芳香烃的工艺都采用加氢工艺，以焦化粗苯为原料生产芳香烃的工艺有酸洗精制法和加氢精制法。 酸洗法仍在发展中国家被大量采用，其工艺落后、产品质量低、无法与石油苯竞争，而且收率低、污染严重，产生的废液很难处理。在发达国家都已采用加氢精制法，产品可达到石油苯的质量标准。国内有很多企业已建成投产或正在建设粗苯加氢装置。20世纪80年代，上海宝钢从日本引进了第一套Litol法高温加氢工艺，90年代石家庄焦化厂从德国引进了第一套K.K法低温加氢工艺，1998年宝钢引进了第二套K.K法加氢工艺，还有很多企业正在筹建加氢装置。随着对产品质量和环保的要求越来越严格，粗苯加氢工艺的应用是大势所趋。 1、粗苯加氢精制的原理 粗苯加氢根据其催化加氢反应的温度不同可分为高温加氢和低温加氢。在低温加氢工艺中，由于加氢油中非芳烃与芳烃的分离方法不同，又分为萃取蒸馏法和溶剂萃取法。 高温催化加氢的典型工艺是Litol法，在温度为600〜650℃、压力6.0MPa条件下进行催化加氢反应。主要加氢脱除不饱和烃，加氢裂解把高分子烷烃和环烷烃转化为低分子烷烃，并以气态形式分离出去。加氢脱烷基，把苯的同系物最终转化为苯和低分子烷烃。故高温加氢的产品只有苯，没有甲苯和二甲苯，另外还要进行脱硫、脱氮、脱氧的反应，脱除原料有机物中的S、N、0,转化成H2S、 NH3、H20除去，对加氢油的处理可采用一般精馏方法，最终得到产品纯苯。
一、总论 1．概述 粗苯为中间体产品，本身用途极为有限，仅作为溶剂使用，但是精制后的的焦化苯、焦化甲苯、焦化二甲苯等产品，是有机化工、医药和农药的等重要原料，在国内，国际上都有很好的市场，目前精苯产品价格持续上涨，市场潜力巨大。 苯是染料、塑料、合成橡胶、合成树脂、合成纤维、合成药物和农药等的重要原料，也是重要的有机溶剂。我国的纯苯消费领域主要在化学工业，以苯为原料的化工产品主要要苯乙烯、苯酚、己内酰胺、尼龙66盐、氯化苯、硝基苯、烷基苯和顺酐等。在炼油行业中用作提高辛烷值的掺和剂。 甲苯是一种无色有芳香味的液体，广泛应用与农药、树脂等与大众息息相关的行业中，国际主要用途是提高汽油辛烷值或用于生产苯以及二甲苯，而在我国主要用途是化工合成和溶剂，其下游主要产品是硝基甲苯、苯甲酸、氯化苄、间甲酚、甲苯二异氰酸酯等，还可以生产很多农药和医药中间体。另外，甲苯具有优异的有机物溶解性能，是一种有广泛用途的有机溶剂。 二甲苯的主要衍生物为对二甲苯，邻二甲苯等。混合二甲苯主要作用油漆涂料的溶剂和航空汽油添加剂，此外还用于燃料、农药等生产。对二甲苯主要生产PTA以及聚酯等。邻二甲苯主要用于生产苯酐等。 生产方法及特点：采用溶剂萃取低温加氢工艺。低温加氢工艺的加氢温度、压力较低，产品质量好，低温加氢工艺包括萃取蒸馏低温加氢工艺和溶剂萃取低温加氢工艺，这两种工艺在国内外是比较成熟的工艺，已被广泛用于石油重整油、高温裂解汽油、焦化粗苯为原料的加氢生产中，因此粗苯精制采用低温加氢精制工艺。溶剂萃取低温加氢方法相对于萃取蒸馏低温加氢方法复杂，粗苯先精馏分成轻苯和重苯，然后对轻苯加氢，产品质量较高。 2. 文献综述 焦化粗苯的加工技术主要有两种，即酸洗法和加氢法。酸洗法由于在产品种类、材料选择、仪表操作维护以及投资与经济效益等方面存在诸多的不足之处，特别是其生产过程带来严重的环境污染，因而在国内外已经趋向淘汰。因此加氢法是国内外粗苯加氢技术的发展趋势。 国内粗苯加氢精制工艺技术路线的选择