【正文】 澄清分離。一次脫酚后的混合份經(jīng) 1噴射混合器與塔上部接受小槽來(lái)的酚鹽混合再進(jìn)入下部澄清器。1 混合份抽提塔下部澄清的酚鹽經(jīng)液封管流入塔下接受槽，再用酚鹽抽出泵抽出，送到酚鹽分解裝置。（1）提酚裝置工藝流程簡(jiǎn)述① 洗滌 35 含酚油由泵送入 1混合份抽提塔的下部，塔的上部送入由酚油抽提塔、2混合份抽提塔排出的堿性酚鹽，含酚油和堿性酚鹽在塔內(nèi)對(duì)流接觸。225。203。214。212。225。203。209。213。206。203。205。245。185。173。248。222。193。254。188。202。196。195。176。199。193。204。214。1184。176。199。188。248。201。242。172。204。200。175。200。207。248。254。188。198。171。195。226。211。204。180。226。194。204。204。229。248。229。186。254。225。222。181。192。245。185。199。187。209。214。 184。187。161。194。185。185。184。)192。245。230。247。166。214。184。199。 34 188。汽提塔底得到的 2改質(zhì)芳烴經(jīng)汽提塔底泵升壓，經(jīng)換熱器與低分油換熱至 85℃，再經(jīng)空冷器冷卻至 50℃后送至產(chǎn)品罐區(qū)。高壓分離器與低壓分離器底部的含硫污水合并后送至粗芳烴加氫裝置酸性水汽提。高壓分離器底部高分油進(jìn)入低壓分離器，低壓分離器頂部設(shè)有壓力控制的放空系統(tǒng)，放空的低分氣與循環(huán)氫分液罐頂部的氣體一起送至粗芳烴加氫裝置干氣脫硫塔。循環(huán)氫分液罐出口管線設(shè)有流量控制的放空系統(tǒng)，用于排去反應(yīng)副產(chǎn)的不凝性輕組分，以保證循環(huán)氫濃度。加氫改質(zhì)反應(yīng)產(chǎn)物由反應(yīng)器底部出來(lái)，經(jīng)換熱器分別與混氫油、低分油和混氫油換熱至150℃，再經(jīng)反應(yīng)產(chǎn)物空冷器冷卻至 50℃進(jìn)入高壓分離器。圖 粗芳烴加氫裝置流程方框圖 32 2精制芳烴改質(zhì)裝置（60 萬(wàn)噸/年）反應(yīng)部分原料 2精制芳烴由粗芳烴加氫裝置或罐區(qū)來(lái)，經(jīng)原料油過(guò)濾器過(guò)濾后進(jìn)入原料緩沖罐，經(jīng)反應(yīng)進(jìn)料泵加壓后與改質(zhì)循環(huán)氫混合，經(jīng)換熱器與反應(yīng)產(chǎn)物換熱至 341℃后由頂部進(jìn)入加氫改質(zhì)反應(yīng)器。207。174。207。167。237。166。174。219。212。176。198。214。213。216。187。193。212。225。195。176。208。179。224。164。186。254。188。166。226。229。186。204。205。205。205。207。211。196。193。226。194。226。175。209。226。173。198。171。252。204。189。212。225。174。208。195。216。 162。203。214。211。187。175。200。188。248。175。209。175。200。188。193。189。214。190。194。211。193。189。209。188。176。214。174。176。216。187。193。248。195。216。203。187。176。167。180。168。209。214。177。186。174。208。203。212。225。195。202。196。174。208。203。203。209。161。214。190。176。203。176。205。203。199。187。193。205。248。184。193。 186。242。198。214。213。216。187。193。248。212。225。229。186。178。175。186。220。248。193。200。248。184。193。205。210。176。186。176。184。210。176。184。203。201。212。188。200。203。193。205。198。184。203。193。205。198。187。210。198。178。204。1198。187。210。204。1214。184。203。182。206。198。184。193。186。203。209。213。252。204。229。 248。248。229。186。229。186。254。188。175。209。248。222。193。254。2187。204。203。204。198。204。187。2193。203。214。175。209。254。225。175。209。222。214。205。228。175。209。245。185。199。187。175。193。204。198。204。198。185。184。192。187。193。204。210。225。193。205。186。203。209。179。204。180。245。185。226。194。254。185。245。229。248。204。198。204。229。248。204。229。186。204。3190。196。193。204。2171。204。171。225。204。214。2190。203。193。198。171。254。225。214。190。185。205。228。198。171。B169。A161。163。166。187。193。199。 188。204。)210。198。(179。P=161。187。203。226。173。198。171。200。161。194。185。161。208。192。185。181。175。209。222。214。223。200。187。 193。185。205。200。214。190。204。222。184。192。214。)190。198。(179。P=161。185。223。200。214。A~D)190。163。166。214。190。199。188。185。179。207。189。187。193。199。 188。185。179。187。193。189。214。190。199。 31 188。液氨緩沖罐液氨產(chǎn)品經(jīng)泵送至產(chǎn)品罐區(qū)。脫氨塔頂出來(lái)的粗氨氣與污水處理廠過(guò)來(lái)的粗氨氣經(jīng)氨精制罐氨水循環(huán)洗滌，氨結(jié)晶器生成 NH4HS 結(jié)晶脫除粗氨氣中的少量H2S 及水，再經(jīng)氨液分離器、低溫脫硫吸附器、氨氣過(guò)濾罐后，送入氨壓縮機(jī)，氨壓縮機(jī)采用螺桿壓縮機(jī)，出口壓力 ，出口液氨再經(jīng)氨油分離器、高溫脫硫吸附器、液氨冷卻器除油、精脫硫、冷卻后，送入液氨緩沖罐。脫硫化氫塔塔頂出來(lái)的高濃度 H2S 酸性 30 氣送至煤干餾裝置脫硫單元制取硫磺，塔底氨水送至脫氨塔。⑥酸性水汽提部分來(lái)自精制/裂化/改質(zhì)反應(yīng)系統(tǒng)的含硫污水 H2S 和 NH3 總濃度大于 6%，濃度較高，故酸性水汽提部分考慮雙塔汽提流程。干氣脫硫塔及液化氣脫硫塔底的富胺液經(jīng)溶劑再生塔再生，再生后的貧胺液循環(huán)送至干氣脫硫塔及液化氣脫硫塔。來(lái)自 1芳烴穩(wěn)定塔頂?shù)囊夯瘹馑椭烈夯瘹饷摿蛩撞窟M(jìn)料，與塔頂部進(jìn)料的貧胺液逆流接觸，脫除液化氣中的 H2S。⑤脫硫及胺液再生部分來(lái)自吸收脫吸塔頂?shù)母蓺馑椭粮蓺饷摿蛩撞窟M(jìn)料，與塔頂部進(jìn)料的貧胺液逆流接觸，脫除干氣中的 H2S。為了避免裂化反應(yīng)系統(tǒng) 3芳烴循環(huán)導(dǎo)致反應(yīng)系統(tǒng)稠環(huán)芳烴積聚，設(shè)有裂化 3芳烴空冷器,少量外甩裂化 3芳烴經(jīng)空冷冷卻至 80℃送至罐區(qū)。2裂化芳烴汽提塔底重沸器熱源為裂化分餾塔底的裂化 3芳烴。裂化分餾塔中段側(cè)線采出 2裂化芳烴餾分，送至 2裂化芳烴汽提塔。裂化汽提塔底油首先與 2裂化芳烴、裂化 3芳烴換熱升溫后，送入裂化分餾塔進(jìn)料閃蒸罐，罐頂閃蒸的油氣直接送入產(chǎn)品分餾塔，罐底油經(jīng)分餾進(jìn)料加熱爐升溫至 340℃后送入裂化分餾塔。裂化分餾部分來(lái)自裂化冷低分罐的裂化冷低分油，經(jīng)與裂化反應(yīng)產(chǎn)物換熱升溫至 147℃后送入裂化汽提塔中段進(jìn)料，來(lái)自裂化熱低分罐的熱低分氣、熱低分油直接送入裂化汽提塔中段進(jìn)料。2精制芳烴汽提塔底重沸器熱源為精制分餾塔底的精制 3芳烴。精制分餾塔中段側(cè)線采出 2精制芳烴餾分，送至 2精制芳烴汽提塔。精制汽提塔底油首先與精制 3芳烴、精制反應(yīng)產(chǎn)物換熱升溫后，送入精制分餾塔進(jìn)料閃蒸罐，罐頂閃蒸的油氣直接送入產(chǎn)品分餾塔，罐底油經(jīng)分餾進(jìn)料加熱爐升溫至 340℃后送入精制分餾塔。③分餾部分精制分餾部分來(lái)自精制冷低分罐的精制冷低分油，經(jīng)與精制熱高分氣換熱升溫至 210℃后送入精制汽提塔中段進(jìn)料，來(lái)自熱低分罐的熱低分氣、熱低分油直接送入精制汽提塔中段進(jìn)料。壓縮機(jī)出口氣體分為三個(gè)部分：一部分返回至精制/裂化產(chǎn)物空冷器入口，保持壓縮機(jī)入口流量穩(wěn)定；一部分與精制/ 裂化反應(yīng)原料混合后經(jīng)換熱升溫后參與精制/ 裂化反應(yīng)；另一部分則作為冷氫送至精制/裂化反應(yīng)器。新氫經(jīng)過(guò)新氫壓縮機(jī)三級(jí)壓縮升壓至 ，分別與精制循環(huán)氫、裂化循環(huán)氫混合進(jìn)入精制、裂化反應(yīng)系統(tǒng)，另有一路新氫送至 2精制芳烴改質(zhì)裝置，作為 2精制芳烴加氫改質(zhì)反應(yīng)系統(tǒng)的補(bǔ)充氫。來(lái)自裂化冷高壓分離罐的油水相，在裂化 26 冷低壓分離罐中閃蒸，頂部出來(lái)的裂化冷低分氣送至吸收脫吸塔，底部出來(lái)的裂化冷低分油經(jīng)與裂化反應(yīng)產(chǎn)物換熱升溫后送至裂化汽提塔中段進(jìn)料，底部出來(lái)的含硫污水送至酸性水汽提部分。來(lái)自精制冷高壓分離罐的油水相，在精制冷低壓分離罐中閃蒸，頂部出來(lái)的精制冷低分氣送至吸收脫吸塔，底部出來(lái)的精制冷低分油經(jīng)與精制熱高分氣換熱升溫后送至精制汽提塔中段進(jìn)料，底部出來(lái)的含硫污水送至酸性水汽提部分。裂化冷高壓分離罐底部油水相送至裂化冷低壓分離罐。裂化熱高壓分離罐底部熱高分油減壓后送入裂化熱低壓分離罐。精制冷高壓分離罐底部油水相送至冷低壓分離罐。精制熱高壓分離罐底部的熱高分油減壓后送入精制熱低壓分離罐。在第一裂化反應(yīng)器入口設(shè)置裂化進(jìn)料加熱爐，用于保證裂化反應(yīng)器的裂化進(jìn)料溫度。加氫裂化加氫裂化進(jìn)料緩沖罐中的裂化原料（精制產(chǎn)品分餾塔及裂化產(chǎn)品分餾塔塔底 3芳烴）經(jīng)加氫裂化進(jìn)料泵加壓至 后與裂化循環(huán)氫混合，經(jīng)與裂化反應(yīng)產(chǎn)物換熱至 350℃（初期）后進(jìn)入加氫裂化反應(yīng)器。加氫精制反應(yīng)器設(shè)置兩個(gè)系列，每個(gè)系列串聯(lián) 4 臺(tái)反應(yīng)器，對(duì)原料烯烴飽和、脫硫、脫氮和脫氧，反應(yīng)器的各床層溫升均通過(guò)向床層通入由精制循環(huán)氫壓縮機(jī)來(lái)的冷氫來(lái)控制。另增設(shè)兩臺(tái)瀝青氮壓罐，作為減壓塔底重油泵故障后的保障措 24 施。減壓塔一中循環(huán)油從減壓塔側(cè)線抽出后經(jīng)減壓塔一中油泵升壓后一部分直接返回到減壓塔中部，另一部分與粗芳烴原料換熱至 150℃后再分為兩路，一路送至加氫精制進(jìn)料緩沖罐作為加氫精制原料，一路經(jīng)一中回流空冷器冷卻至50℃返回到減壓塔上部；同樣，減壓塔二中循環(huán)油經(jīng)減壓塔二中油泵升壓后，一部分直接返回至減壓塔，另一部分經(jīng)與粗芳烴原料換熱降溫至 200℃后分兩路，一路送至減壓塔中部，另一路送至加氫精制進(jìn)料緩沖罐作為加氫精制原料。減壓塔頂?shù)恼婵斩扔蓽p壓塔頂抽真空系統(tǒng)提供。常壓塔中段油從常壓塔中段側(cè)線抽出，與離心過(guò)濾后的粗芳烴原料換熱至 175℃后，一部分由常壓塔中段采出含酚油送至提酚裝置，經(jīng)提酚裝置提取精酚后的脫酚油返回至加氫精制進(jìn)料緩沖罐，一部分與離心過(guò)濾前的粗芳烴原料換熱至 131℃返回常壓塔中段。①原料預(yù)處理部分原料粗芳烴由罐區(qū)進(jìn)料泵送入，經(jīng)與常壓塔中段回流換熱升溫至 85℃后送入離心過(guò)濾機(jī)進(jìn)行液固兩相分離，脫除固體顆粒后的粗 23 芳烴進(jìn)入原料油緩沖罐，經(jīng)原料油泵升壓后分別經(jīng)過(guò)常壓塔中段油、減壓塔一中回流、減壓塔二中回流、精制反應(yīng)產(chǎn)物換熱升溫至280℃后送入常壓塔底部進(jìn)料。本項(xiàng)目粗芳烴加氫裝置主要包括 160 萬(wàn)噸/年粗芳烴加氫裝置，60 萬(wàn)噸/年 2精制芳烴改質(zhì)裝置，40 萬(wàn)噸/年瀝青成型裝置，16 萬(wàn)噸/年提酚裝置，1 萬(wàn)噸/年硫磺回收裝置。其中燃料干氣作為燃料供裝置內(nèi)加熱爐使用?；拿簹庵茪溲b置工藝流程見(jiàn)圖 。PSA 采用 2 個(gè)系列，每一系列為采用 1033/P 常壓沖洗解吸工藝。b、PSA 氫氣提純工序該段 PSA 的目的是脫除 CO、COCH N2 和提純氫氣。PSA 采用 2 個(gè)系列，每一系列為 1455/P+V 沖洗+真空解吸工1000 萬(wàn)噸/年煤炭分級(jí)提質(zhì)綜合利用項(xiàng)目節(jié)能評(píng)估報(bào)告20藝。解吸氣做燃燒氣送出界區(qū)。原料氣量約為 430000Nm3/h，變換氣量約為 490000Nm3/h，選擇直接升壓至 的壓縮方式。PSA 工藝：由于本項(xiàng)目變換氣中的 H2 含量約 34%，其余雜質(zhì)含量約為 66%。變換氣進(jìn)入脫硫塔，與脫硫液逆向接觸，變換氣中 H2S 被吸收，變脫氣經(jīng)氣液分離去 PSA 提純氫氣單元。采用該工藝從煤氣中脫除H2S，可將煤氣中的 H2S 脫除至 20mg/m3 以下，脫除率大于97%。因此，變換氣必須進(jìn)行脫硫。這些都有利于后續(xù)工段更好處理氣體，滿足操作指標(biāo)。變換過(guò)程也是氣體凈化過(guò)程，通過(guò)催化反應(yīng)，將氣體中氧加氫1000 萬(wàn)噸/年煤炭分級(jí)提質(zhì)綜合利用項(xiàng)目節(jié)能評(píng)估報(bào)告19去除；將 HCN 加氫生成氮和甲烷；將有機(jī)硫加氫生成無(wú)機(jī)硫，以利后續(xù)工序脫硫；部分烯烴、炔烴轉(zhuǎn)化為烷烴。制氫變換單元：由于煤氣中的 H2 含量?jī)H為 %，CO 含量為%，需將 CO 變換氫氣，提高氣體中氫氣量，才能滿足氫氣產(chǎn)量要求，同時(shí)將進(jìn) PSA 的 H2 濃度提高，雜質(zhì)含量降低，PSA 收率也可大大提高。螺桿機(jī)壓縮采用噴水冷卻，每級(jí)壓縮機(jī)出口采用空冷器冷卻至 40℃。工藝配置合理，氫氣成本低，完全能滿足本項(xiàng)目對(duì)氫氣需要。1000 萬(wàn)噸/年煤炭分級(jí)提質(zhì)綜合利用項(xiàng)目節(jié)能評(píng)估報(bào)告17荒煤氣直 冷 塔煤 氣 風(fēng) 機(jī)間 冷 器 冷 環(huán) 水氣 液 分 離 器集 氣 槽 熱 環(huán) 水原 料 煤 回 爐受 煤 坑 塊 煤 筒 倉(cāng) 膠 帶 機(jī) 蘭 炭直 立 爐輔 助 煤 箱 排 焦篩 分 煤 粉 外 運(yùn) 污 水 處 理 場(chǎng)剩 余 氨 水焦 油 中 間 槽熱 環(huán) 水 貯 池冷 環(huán) 水 貯 池 焦 油焦 油 焦 油 貯 槽 去 焦 油 加 氫焦 棚脫 水 篩 分 外 運(yùn)清 環(huán) 水 貯 池 電 捕 器煤 氣 脫 硫煤 氣 柜外 送 制 氫 和 熱 力 站圖 本項(xiàng)目塊煤干餾工藝流程圖示意圖1000 萬(wàn)噸/年煤炭分級(jí)提質(zhì)綜合利用項(xiàng)目節(jié)能評(píng)估報(bào)告18 荒煤氣制氫裝置（ 萬(wàn)標(biāo)方/小時(shí)） 萬(wàn)標(biāo)方/小時(shí)荒煤氣制氫裝置原料來(lái)自本項(xiàng)目 1000 萬(wàn)噸/ 年塊煤干餾裝置所產(chǎn)的荒煤氣。來(lái)自脫硫工段的煤氣進(jìn)入 6 臺(tái) 30000m3 氣柜經(jīng)穩(wěn)壓后送到荒煤氣制氫及燃料氣發(fā)電裝置。來(lái)自鼓冷工段的粗煤氣（H 2S 含量約1200mg/Nm3）進(jìn)入脫硫塔，與塔頂噴淋下來(lái)的脫硫液逆流接觸，經(jīng)洗滌后的煤氣 H2S 含量小于 200mg/Nm3，脫硫后的煤氣進(jìn)捕霧段除去霧滴送至煤氣柜。從氣液分離器出來(lái)的粗芳烴、氨水，自流入熱環(huán)水槽靜置分離粗芳烴，從直冷洗滌塔出來(lái)的粗芳烴氨水，自流入冷環(huán)水槽靜置分離粗芳烴，粗芳烴經(jīng)粗芳烴中間槽后用泵送至粗芳烴貯槽脫水，熱循環(huán)氨水用泵送至爐頂集氣管循環(huán)使用；冷循環(huán)