化工類實習(xí)報告(北京燕山石化一廠,七廠)

畢業(yè)實習(xí)報告PAGE271主要內(nèi)容；2014年1月7日~2014年1月16日，我于北京燕山石化一廠，七廠進(jìn)行畢業(yè)實習(xí)。對燕山石化一廠七廠的生產(chǎn)工藝進(jìn)行實地學(xué)習(xí)。真實的體驗認(rèn)識大型化工廠的實際生產(chǎn)過程。2實習(xí)單位介紹中國石油化工股份有限公司北京燕山分公司坐落于北京市房山區(qū)，地處京廣線旁邊，具有十分便利的陸路、鐵路運輸條件。公司于2000年4月25日隨中國石化股份有限公司重組設(shè)立，由煉油廠、研究院、物資裝備中心、鐵路運輸部、消防支隊、職業(yè)病防治所6個單位構(gòu)成，主要業(yè)務(wù)為石油煉制、石油產(chǎn)品的儲運銷售、石油化工技術(shù)和催化劑的研究、開發(fā)。

本次生產(chǎn)實習(xí)參觀的廠區(qū)有燕化七廠的制苯裝置。

北京燕山石化公司化工七廠制苯裝置始建于1976年，共分為三個單元即HPG加氫，PYROTOL脫烷基和HPU氫提純單元。其中前兩部分是美國空氣產(chǎn)品公司胡德利分部專利，后一部分是西德林德公司專利。1975年8月28日簽訂合同并由林德公司承包，1976年3月動工建設(shè)，1978年8月投產(chǎn)。

1994年7月作為公司30萬噸乙烯裝置改擴(kuò)建項目的配套工程，制苯裝置進(jìn)行了技術(shù)改造，共分為三個單元，即加氫單元、抽提單元和壓縮機(jī)單元，同年10月改造后一次開車成功，投入正常生產(chǎn)。年消耗乙烯裝置的副產(chǎn)品裂解汽油30.02萬噸，經(jīng)過加氫和抽提兩個單元，年生產(chǎn)純苯7萬噸。

2001年9月作為公司66萬噸乙烯裝置改擴(kuò)建項目的配套工程，制苯裝置又進(jìn)行了新一輪技術(shù)改造，共分為三個單元，即加氫單元、抽提單元和壓縮機(jī)單元，年消耗乙烯裝置的副產(chǎn)品裂解汽油41.5萬噸，經(jīng)過加氫和抽提兩個單元，年生產(chǎn)純苯10萬噸。

原料為來自一廠乙烯裝置的裂解汽油，主要原材料為裂解汽油（pyrolysis

gasoline），為裂解裝置的副產(chǎn)品，設(shè)計年耗量41.5萬噸。主要輔助原材料富氫氣體（rich

hydrogen），來源于裂解裝置，設(shè)計年耗量3785噸。主要輔助原材料N-甲?；鶈徇∟FM），設(shè)計年耗量4.16—12噸。其組成成分較復(fù)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。產(chǎn)品

北京燕山石化公司化工七廠制苯裝置是以乙烯裝置的副產(chǎn)品裂解汽油和氫氣為原料，應(yīng)用各種技術(shù)，以生產(chǎn)純苯為主，同時副產(chǎn)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(chǎn)品。苯是苯乙烯、苯酚丙酮、間甲酚等裝置的基礎(chǔ)原料。主要產(chǎn)品為苯（benzene），英文縮寫為B，主要是經(jīng)過裂解汽油加氫后用N-甲酰基嗎啉（NFM）作溶劑進(jìn)行抽提蒸餾所得，設(shè)計年產(chǎn)純苯10萬噸。主要作為下游苯乙烯.裝置、間苯酚裝置及苯酚丙酮裝置的原料。苯還可以用于制造油漆、涂料、染料及農(nóng)藥等。

主要副產(chǎn)品塔五餾分（C5—）設(shè)計年產(chǎn)量8.082萬噸，副產(chǎn)品碳九餾分（C9+）設(shè)計年產(chǎn)量8.222萬噸，目前，此兩種副產(chǎn)品主要用作燃料，部分用作加氫溶劑油和樹脂等原料。是制苯裝置預(yù)分餾系統(tǒng)分離出來的。

主要副產(chǎn)品碳七餾分（C7）在苯抽提時年產(chǎn)2.446萬噸，切割塔分離出來的。

主要副產(chǎn)品碳八餾分（C8）年產(chǎn)5.225萬噸，是預(yù)分餾系統(tǒng)分離和加氫出來的。

主要副產(chǎn)品抽余油年產(chǎn)4.390萬噸，是抽提蒸餾出來的，主要用于提取高效溶劑。

主要副產(chǎn)品甲苯在苯—甲苯抽提時年產(chǎn)3.067萬噸，是苯塔分離出來的，主要供給化學(xué)品事業(yè)部。苯對人體健康非常有害，會使血液內(nèi)的白血球下降，降低人的免疫功能，在國家衛(wèi)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。該裝置副產(chǎn)C5餾分、加氫C8餾分、C9+餾分及燃料氣四種副產(chǎn)品。這些產(chǎn)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。裝置類型為加氫工藝類型，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(huán)烷烴)以及含硫、氧、氮的有機(jī)化合物，根據(jù)色譜分析，有200多種組分，組成相當(dāng)復(fù)雜。這種油的特點為穩(wěn)定性差，存放過程中易聚合生成低聚合度產(chǎn)物(即膠質(zhì))，故在應(yīng)用中必須先經(jīng)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(jī)化合物的條件不同，國內(nèi)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(jī)化合物加氫轉(zhuǎn)變?yōu)橄鄳?yīng)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(guān)鍵性的作用，隨著乙烯丙烯工業(yè)的飛速發(fā)展和裂解汽油加氫裝置的不斷增加，國內(nèi)外對此類催化劑，尤其是一段加氫催化劑的研究開發(fā)和工業(yè)應(yīng)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。

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(yè)生產(chǎn)輕芳烴的主要手段。3工藝流程說明

本部分主要介紹制苯裝置。

制苯裝置的主要構(gòu)成為加氫單元和抽提單元，加氫單元分為預(yù)分餾系統(tǒng)、脫砷系統(tǒng)、兩段加氫系統(tǒng)、氫氣壓縮機(jī)系統(tǒng)、C8加氫系統(tǒng)和穩(wěn)定塔系統(tǒng);抽提單元分為精餾系統(tǒng)、抽提蒸餾系統(tǒng)和白土塔系統(tǒng)。(1)預(yù)分餾系統(tǒng)

這個部分包括脫戊烷塔、脫砷反應(yīng)器、預(yù)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(yù)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。其工藝流程圖如下：(2)脫砷系統(tǒng)

將原料中的砷脫除，主要包括混合器及脫砷反應(yīng)器。

(3)兩段加氫反應(yīng)系統(tǒng)

加氫反應(yīng)分為兩段，為防止不穩(wěn)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(jìn)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(yīng)為放熱反應(yīng)。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(jìn)料中的硫、氮氧、金屬等化合物，分解為H2S、NH3、H20、金屬及相應(yīng)的烴，有機(jī)金屬化合物分解后，金屬沉積在催化劑上。在上述主反應(yīng)進(jìn)行的同時，也有少量芳烴加氫和裂解等副反應(yīng)，生成少量的輕質(zhì)烴。這些反應(yīng)都是放熱反應(yīng)。

(4)C8加氫系統(tǒng)C8加氫系統(tǒng)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(tǒng)

氫氣壓縮機(jī)包括：補充氫壓縮機(jī)和循環(huán)氫壓縮機(jī)。

(7)精餾系統(tǒng)

其作用為C6、C7，餾分的分割及苯餾分的精餾。工藝流程圖如下：(8)抽提系統(tǒng)

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(jìn)行抽提蒸餾，實現(xiàn)非芳烴與芳烴的分離。其工藝流程圖如下:

(9)白土塔系統(tǒng)

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

從界區(qū)外來的裂解汽油進(jìn)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(chǎn)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(jìn)入脫砷反應(yīng)器，再進(jìn)入預(yù)分餾塔。塔頂餾出物料為C6—C7，餾分，進(jìn)入兩段加氫系統(tǒng)。塔底C8、C9+餾分進(jìn)入C8分離塔進(jìn)行分離。塔底得到C9+餾分副產(chǎn)物外送。塔頂C8餾分進(jìn)入C8一段加氫系統(tǒng)進(jìn)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(jìn)入固定床，大部分雙烯不飽和化合物被加氫。之后作為副產(chǎn)品送出。

C6～C7餾分與新鮮氫氣從反應(yīng)器底部進(jìn)入，混合通過催化劑床層，進(jìn)行加氫反應(yīng)，大部分雙烯不飽和化合物被加氫。反應(yīng)的人口溫度控制在30—80℃，反應(yīng)壓力為2.6MPa。反應(yīng)后的汽液混合物料經(jīng)反應(yīng)器級間閃蒸罐進(jìn)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(huán)氣壓縮機(jī);液相一部分返回一段反應(yīng)器入口，作為一段反應(yīng)器內(nèi)的循環(huán)物料;另一部分進(jìn)入二段加氫反應(yīng)系統(tǒng)。物料在二段反應(yīng)器進(jìn)出料換熱器內(nèi)進(jìn)行換熱，到混合器與氫氣混合、汽化進(jìn)入級間加熱爐加熱到反應(yīng)器進(jìn)口溫度，然后送人二段反應(yīng)器。二段反應(yīng)器人口溫度控制在230—300℃，反應(yīng)壓力為4.8MPs(表)，在二段反應(yīng)器中全部的不飽和烴被完全加氫并脫除硫、氮等雜質(zhì)。反應(yīng)器出來的物料，換熱、冷卻后進(jìn)入高壓閃蒸罐進(jìn)行氣液分離。閃蒸氫氣經(jīng)二段循環(huán)氣壓縮機(jī)升壓后循環(huán)使用。液體進(jìn)入低壓閃蒸罐再次閃蒸，以除去剩余的輕組分。之后在穩(wěn)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(jìn)入切割塔進(jìn)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(jìn)入抽提蒸餾塔。來自汽提塔塔釜的熱貧溶劑進(jìn)入抽提蒸餾塔第17塊板。凈化溶劑進(jìn)入第1塊板位置。在抽提蒸餾塔內(nèi)經(jīng)過多級汽液平衡，芳烴組分富集在溶劑當(dāng)中從塔底排出，進(jìn)入汽提塔;非芳烴組分從塔頂流出，進(jìn)入非芳烴蒸餾塔后外送。在汽提塔富溶劑進(jìn)行減壓蒸餾，使芳烴和溶劑分離，塔頂采用的苯、甲苯產(chǎn)品再經(jīng)過白土處理后在苯完成分離。塔頂產(chǎn)出苯產(chǎn)品，塔釜產(chǎn)出甲苯產(chǎn)品。汽提塔釜的貧溶劑，分兩路返回抽提蒸餾塔循環(huán)使用。

2001年9月作為公司66萬噸乙烯裝置改擴(kuò)建項目的配套工程，制苯裝置又進(jìn)行了新一輪技術(shù)改造，共分為三個單元，即加氫單元、抽提單元和壓縮機(jī)單元，年消耗乙烯裝置的副產(chǎn)品裂解汽油41.5萬噸，經(jīng)過加氫和抽提兩個單元，年生產(chǎn)純苯10萬噸。制苯裝置2001年改造項目是由北京石油化工工程公司進(jìn)行設(shè)計，其中加氫單元二段加氫反應(yīng)器由燕化公司研究院進(jìn)行基礎(chǔ)設(shè)計，整個改造工程由燕化公司建筑安裝公司承建施工。改擴(kuò)建后，抽提系統(tǒng)改用北京石油科學(xué)研究院提供的N-甲?；鶈徇∟FM）抽提蒸餾組合工藝專有技術(shù)，溶劑使用N-甲?；鶈徇∟FM）。2007年一段加氫催化劑更換Johnson

Matthey

Public

Limit

Company生產(chǎn)的鎳系催化劑HTC

Ni400，二段加氫采用燕化研究院研究，天大天久公司生產(chǎn)的鈷-鉬-鎳Co-Mo;C8加氫用鎳系催化劑HTC

Ni200。

與國內(nèi)外同類裝置的先進(jìn)水平相比，本裝置以下幾個方面存在優(yōu)勢：一、一段加氫采用低溫加氫技術(shù)，代表當(dāng)今裂解汽油加氫最高水平。二、部分采用高速離心泵，機(jī)械效率高。三、由北京石油化工工程公司和江蘇啟東混合器廠參照國外專利技術(shù)，結(jié)合國內(nèi)同類裝置水平，仿制的混合霧化器M301在制苯裝置中使用，霧化效果良好。四、采用-甲?；鶈徇∟FM）作溶劑的抽提蒸餾工藝，降低了裝置的能耗。

3．主要設(shè)備原理與參數(shù)

裝置的重點設(shè)備以兩段加氫反應(yīng)器為主，包括重點機(jī)組補充氫壓縮機(jī)和循環(huán)氫壓縮機(jī)。另外反應(yīng)系統(tǒng)的第二循環(huán)氫冷卻器、二段進(jìn)料預(yù)熱器、循環(huán)氫預(yù)熱器以及高壓閃蒸罐和加熱爐，出現(xiàn)問題后處理不當(dāng)都會造成部分或全部裝置停工，或?qū)е聬荷鹿拾l(fā)生。

高壓分離罐：

高壓分離罐是氣液分離設(shè)備，也是加氫系統(tǒng)的壓力控制點。高壓分離罐是加氫系統(tǒng)的高低壓分界，二者的液面計、壓力表、安全閥、調(diào)節(jié)閥等失靈，均能造成嚴(yán)重影響，液面過高會造成氫壓機(jī)系統(tǒng)帶油損壞氫氣壓縮機(jī)，嚴(yán)重時造成壓縮機(jī)撞缸，液面過低則易發(fā)生高壓竄低壓而引起爆炸事故。

4.氫壓機(jī)系統(tǒng)

氫氣壓縮機(jī)是裝置的心臟，如果循環(huán)氫壓縮機(jī)一旦發(fā)生故障停車，循環(huán)氫流量突然降低，將會使反應(yīng)器內(nèi)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(shè)備損壞。另外氫氣壓縮機(jī)廠房內(nèi)易發(fā)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(fā)生泄漏。

6.加熱爐

反應(yīng)系統(tǒng)中加熱爐是為反應(yīng)部分提供熱量的，爐管內(nèi)充滿高溫高壓氫氣，如爐管壁溫超高，將會使?fàn)t管壽命縮短，嚴(yán)重超溫會導(dǎo)致爐管爆裂，造成爆炸事故。在操作時要嚴(yán)楷按《操作法》進(jìn)行操作。在停爐時注意把火嘴根部閥門關(guān)閉，防止電磁閥泄漏，造成燃料氣在爐膛積聚發(fā)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(tǒng)

由于脫砷劑過氧化氫異丙苯的化學(xué)性質(zhì)極不穩(wěn)定，易在物料帶水或物料停留時間過長時在脫砷反應(yīng)器部位發(fā)生物料聚合。發(fā)生事故會導(dǎo)致裝置局部或全部停工。脫砷劑儲罐注意溫度過高發(fā)生分解爆炸，在加裝CHP時會產(chǎn)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(xué)物質(zhì)混入CHP儲罐中，與過氧化氫異丙苯發(fā)生化學(xué)反應(yīng)會引起爆炸。4基本原理 4.1脫砷反應(yīng)原理本裝置采用氧化脫砷技術(shù)。脫砷劑用的是CHP，活性組分是過氧化氫異丙苯，機(jī)理是使物料中的砷重質(zhì)化，反應(yīng)表示如下：R1—O—O—R2+ASRASRR1+R2—O—ASRR1的餾程比C9+重，在脫C9+塔底被出去。4.2加氫反應(yīng)原理4.2.14.2.1雙烯烴單烯烴4.2.1單烯烴飽和烴4.2.14.2.1.3.1硫醇加氫反應(yīng)：R—SH（硫醇）+H2R—H+H2S4.2.1.3.2噻吩加氫反應(yīng)：C4H4S（噻吩）+4H2CH3CH2CH2CH3+H2S4.2.1.3.3硫醚加氫反應(yīng)：RSR1+2H2RH+R1H+H2S不同類型硫化物加氫脫硫的反應(yīng)速度順序如下：噻吩<硫醚<硫醇4.2.1吡啶加氫反應(yīng)：C5H5N+5H2CH3CH2CH2CH2CH3+NH34.2.1苯酚加氫反應(yīng)：C6H5—OH+H2C6H6+H2O4.2.1.6脫氯反應(yīng)氯化物加氫反應(yīng)：+H2+4.2.1原料油中有機(jī)化合物形式存在的金屬在第二段反應(yīng)器內(nèi)加氫分解，吸附在催化劑表面上被除去。4.2.24.2.2C6H5n[C6H5—CH—CH2][—CH—CH2—]C6H5這里生成的聚合物是膠狀或樹脂狀物質(zhì)，易積聚在催化劑表面上引起結(jié)焦。4.2.2C6H6+3H2C6H124.2.24.3加氫反應(yīng)的影響因素加氫反應(yīng)為放熱反應(yīng)。影響因素：催化劑的性能、反應(yīng)溫度、反應(yīng)壓力、空速、氫油比、原料油性質(zhì)等。（1）反應(yīng)溫度：在一段反應(yīng)中采用了高活性催化劑，控制適宜的入口溫度50~80℃,二段反應(yīng)控制入口溫度在250~（2）反應(yīng)壓力：增加壓力對反應(yīng)有利，特別是增加氫分壓，可利于平衡向加氫反應(yīng)方向進(jìn)行。（3）空速：空速一般用LHSV表述，以表示單位時間單位體積催化劑床層所處理的原料油量來表示。本裝置一段加氫反應(yīng)的空速為3.1/h(不包括循環(huán)物料)，二段加氫反應(yīng)的空速為30/h。C8加氫反應(yīng)空速為1.4/h。（4）氫油比在加氫反應(yīng)中，總氣體量與原料油的比例稱為氫油比。氫油比大，氫氣用量增多，能使反應(yīng)完全及防止積炭生成。本裝置一段氫油比為100:1<體積比>、二段為400:1<體積比>、C8加氫氫油比為100：1<體積比>5流程概述5.1脫戊烷塔系統(tǒng)（T—101）從裂解裝置或油品罐區(qū)來的裂解汽油進(jìn)入本裝置后，經(jīng)進(jìn)料緩沖罐（D—104）緩沖、沉降脫水，用LICA—101調(diào)節(jié)裂解汽油進(jìn)罐的流量，來控制進(jìn)料緩沖罐（D—104）的液位，用裂解汽油進(jìn)料泵（P—107）送至脫戊烷塔進(jìn)料預(yù)熱器（E—111）。熱物料來自芳烴抽提單元的貧溶劑，將原料裂解汽油預(yù)熱到泡點溫度后，從脫戊烷塔（T—101）的第25塊（或29）塊塔板進(jìn)入，由FIRC—103控制進(jìn)料量為51.87t/h脫戊烷塔塔頂為C5及更輕的烴類，經(jīng)空冷器（EA-101）冷凝冷卻后，凝液至脫戊烷塔回流罐（D-101），經(jīng)脫戊烷塔回流泵（P-101A/B）送出，一部分用FIRC-106控制作為回流返回塔頂，回流比控制在2.9，一部分作為副產(chǎn)品送經(jīng)外界外，用LICA-107控制其流量。隨裂解汽油原料一起進(jìn)入脫戊烷塔的水分，以回流罐（D-101）底部分水包定期排放。脫戊烷塔回流罐（D-101）的壓力通過PV-11A、PV-11B調(diào)節(jié)補充氮氣或放火炬的量來調(diào)節(jié)。脫戊烷塔再沸器（E-102A/B）用中壓蒸汽加熱，通過TIRC-102來調(diào)節(jié)加熱蒸汽的流量，塔釜物料用塔全泵（P-102A/B）抽出后，一部分進(jìn)入再沸器，強制循環(huán)加熱，另一部分在LIRC-1110串級控制下進(jìn)入脫砷反應(yīng)部分。5.2脫砷反應(yīng)部分罐裝的CHP（過氧化氫異丙苯）用氣泵送入CHP配料罐（D-105A/B）與加氫后的C7餾分混合，按13wt﹪的濃度配置，配置好的CHP溶液經(jīng)CHP的進(jìn)料泵（P-108A/B）加壓后，定量打入CHP混合器（M-101），與脫戊烷塔底來的物料混合均勻，一起從底部進(jìn)入脫砷反應(yīng)器（R-101），保證足夠的停留時間，反應(yīng)溫度為130~150℃由于CHP為強氧化劑，因此D-105A/B罐頂有氮封及誰噴淋設(shè)施。5.3預(yù)分餾塔系統(tǒng)（T-102）從R-101來的C6~C9送入預(yù)分餾塔（F-102）的中部（第16、20、24塊塔板），預(yù)分餾塔（F-102）的作用是除掉反應(yīng)物料中的重質(zhì)烴（C8、C9），塔頂物料為C6、C7餾分，經(jīng)預(yù)分餾塔冷凝器（E-103）水冷后進(jìn)入預(yù)分餾塔回流罐（D-102），凝液經(jīng)預(yù)分餾塔回流泵（P-103A/B）升壓，一部分用FIRC-112控制流量，作為回流返回塔頂，回流比0.7，其余部分在回流罐液位LIRC-113控制下送到C6、C7兩段加氫系統(tǒng)，T-102塔為負(fù)壓操作，用中壓蒸汽通過預(yù)分餾塔噴射器（J-101A/B）將該塔抽真空，壓力通過同PIC-119調(diào)節(jié)閥調(diào)節(jié)蒸汽噴射器的旁路流量來控制。預(yù)分餾塔再沸器（E-104A/B）的熱量由中壓蒸汽提供，靈敏板溫度用TIRC-111調(diào)節(jié)加熱蒸汽來控制，塔底C8、C9重組分用預(yù)分餾底泵（P-106A/B）送出，一部分進(jìn)入預(yù)分餾塔再沸器（E-104A/B）進(jìn)行循環(huán)，其余部分在FIRC-113的控制下進(jìn)入C8分餾塔（T-103）繼續(xù)分離。5.4C8來自預(yù)分餾塔底C8、C9分在餾分進(jìn)入C8分離塔（T-103）的中部（第24、28塊塔板），塔底得到C9餾分作為副產(chǎn)品，用C9產(chǎn)品輸出泵（P-104A/B）再經(jīng)C9餾分冷卻器E-105A冷卻后送經(jīng)界外。塔底C8餾分經(jīng)C8分離塔冷凝器（E-108）冷凝，凝液至C8分離塔回流罐（D-107），再經(jīng)C8餾分（P-112A/B）升壓后，一部分用FIRC-134控制流量，作為回流返回塔頂，回流比2.45，其余部分在LICA-147的控制下送到C8一段加氫系統(tǒng)進(jìn)行C8加氫處理。F-103塔為負(fù)壓操作，用中壓蒸汽通過C8分離塔噴射器(J-102)將該塔抽真空，壓力通過用PIC-152調(diào)節(jié)閥調(diào)節(jié)蒸汽噴射器的旁路流量來控制。C8分離塔再沸器（E-109A/B）的熱量由中壓蒸汽提供，為了保證換熱效果，進(jìn)入再沸器的物料用塔釜循環(huán)泵（P—111A/B）進(jìn)行強制循環(huán)，靈敏板溫度用TIRC-144調(diào)節(jié)加熱蒸汽來控制。5.5阻聚劑注入系統(tǒng)由于裂解汽油中含有大量的飽和烴，為了防止不飽和烴在高溫下聚合，因此設(shè)置了阻聚劑注入系統(tǒng)，桶裝的阻聚劑用氣泵送入阻聚劑罐（D-106）中，用阻聚劑注入泵（P-109A/B/C）分別送到脫戊烷塔的進(jìn)料線、回流線、塔頂氣相采出線、預(yù)分餾塔的回流線、塔釜采出線，C8分離塔循環(huán)泵（P-111A/B）入口線，C8分離塔釜出泵入口線。5.6C6、C7為防止空氣進(jìn)入反應(yīng)系統(tǒng)，一段進(jìn)料緩沖罐（D-204）用PIC-210A/B閥控制，使其處于氮封狀態(tài)，并使一段進(jìn)料緩沖罐壓力保持在0.2MPa。進(jìn)一步脫除物料中的水分之后，進(jìn)入一段進(jìn)料緩沖罐（D-204），用一段（D-204），用一段加氫進(jìn)料泵(P-201A/B)升壓，用FIRC-202控制新鮮進(jìn)料量，，進(jìn)入物料混合器（M-201），與反應(yīng)后的循環(huán)物料混合進(jìn)入一段反應(yīng)器（R-201）底部，界區(qū)來的新鮮氫氣(壓力為2.8MpaG)也從反應(yīng)器底部進(jìn)入，物料與氫氣經(jīng)一段反應(yīng)器底部的分配器混合通過催化劑底層，進(jìn)行加氫反應(yīng)大部分雙烯不飽和化合物被加氫，反應(yīng)的入口溫度根據(jù)催化劑的活性控制在30~96℃，通過TIRC-230調(diào)節(jié)通過反應(yīng)器級間循環(huán)換熱器（E-201）的物料流量來實現(xiàn)，反應(yīng)壓力為2.6Mpa，由PIRC-205調(diào)節(jié)氫氣進(jìn)料量來控制。反應(yīng)后的氣液混合物料經(jīng)反應(yīng)器級間閃蒸罐（D-201）進(jìn)行氣液分離，分離的氣體先經(jīng)一段氣相出料冷卻器（E-202），將溫度冷卻至40℃，并在二次閃蒸罐（D-205）中將冷凝液分離，富氮氣體送往一段循環(huán)氣壓縮機(jī)（C-701A/B）,分離出的冷凝液在LICAS-208控制下返回到脫戊烷塔（T-101）的進(jìn)料線。應(yīng)嚴(yán)格控制D-205的液位，以防高壓氣體竄入低壓系統(tǒng)。反應(yīng)器級間閃蒸罐（D-201）的液體一部分由P-203A/B加壓，在FIRC-203控制下，經(jīng)一段反應(yīng)器級間循環(huán)換熱器（E-201）冷卻或加熱后，進(jìn)入物料混合器（M-201），作為一段循環(huán)反應(yīng)器內(nèi)非循環(huán)物料，另一部分液體（一段加氫油）用二段反應(yīng)器進(jìn)料泵（P-205A/B5.7C6、C7一段反應(yīng)器出料經(jīng)P-205A/B升壓后，與二段反應(yīng)器R-301出料在二段反應(yīng)器R-301出料換熱器E-302內(nèi)進(jìn)行換熱，用TIC-355控制預(yù)熱溫度，然后送到混合器M-301。從D-205罐及E-203上部來的氫氣用補充氫氣壓縮機(jī)C-701A/B加壓后，與循環(huán)氫氣壓縮機(jī)C-702A/B/C/D來的循環(huán)氫氣一起經(jīng)過第一循環(huán)氫預(yù)熱器E-104、第二循環(huán)加氫預(yù)熱器E-301 ,經(jīng)過兩次預(yù)熱后進(jìn)入氣體加熱爐F-201加熱，其出口溫度用TIRCAS-347調(diào)節(jié)加熱爐燃料氣的流量來控制，過熱后到混合器M-301。汽化的物料和氫氣混合后進(jìn)入反應(yīng)器級間加熱爐F-301進(jìn)一步加熱到反應(yīng)器進(jìn)口溫度，其出口溫度用FIRCAS-332調(diào)節(jié)加熱爐燃料氣的流量來控制，然后進(jìn)入二段反應(yīng)器R-301。二段反應(yīng)器入口溫度根據(jù)催化劑的活性控制在170~290℃，在二段反應(yīng)器中全部的不飽和烴被完全加氫并脫除硫、氮等雜質(zhì)。從二段反應(yīng)器出來的物料，通過第二段循環(huán)氫預(yù)熱器E-301、二段反應(yīng)器進(jìn)出料換熱器E-302，穩(wěn)定塔再沸器E-406、第一循環(huán)氫預(yù)熱器E-404進(jìn)行換后熱后，進(jìn)入二段出料冷凝器EA-401、二段出料冷凝器ⅡE-402，將溫度降至30~50℃后，進(jìn)入高壓閃蒸罐D(zhuǎn)-401進(jìn)行氣液分離。閃蒸罐的氣體經(jīng)二段循環(huán)氣壓縮機(jī)C-702A/B/D升壓后循環(huán)使用，二段反應(yīng)系統(tǒng)的壓力通過控制高壓閃蒸罐的壓力D-401來實現(xiàn)，用PIC-405調(diào)節(jié)罐頂放燃料氣的流量來控制罐的壓力，其中PV-0405A控制放燃料氣量（或火炬氣），PV-405B控制的是送東煉氫氣量。D-401液體在液位調(diào)節(jié)閥LICA-403的控制下進(jìn)入低壓閃蒸罐D(zhuǎn)-402再次閃蒸，以除去剩余的輕組分，罐的壓力控制在0.8Mp5.8穩(wěn)定塔系統(tǒng)來自低壓閃蒸罐D(zhuǎn)-402的物料經(jīng)過穩(wěn)定進(jìn)出料換熱器E-408和穩(wěn)定塔的出料換熱后，進(jìn)入穩(wěn)定塔T-401的中部（第13塊塔板），穩(wěn)定塔的出料換熱后，進(jìn)入穩(wěn)定塔T-401的中部。作用是除去H2S等輕組分。塔頂餾分經(jīng)穩(wěn)定塔冷凝器E-405部分冷凝，凝液全部回流，如凝液中的輕組分過多時可以返回到脫戊烷塔的進(jìn)料中，未凝的H2S等輕組分在PIRC-423的控制下去燃料氣系統(tǒng)，塔底餾分用穩(wěn)定塔進(jìn)出料換熱器E-408進(jìn)行冷卻，由塔釜液位調(diào)節(jié)閥LIC-412控制，送往芳烴抽提單元作原料。穩(wěn)定塔再沸器的熱源主要由二段反應(yīng)器出口物料的余熱提供，靈敏板溫度用TIRC-424調(diào)節(jié)熱物料進(jìn)入再沸器E-406的流量來控制。5.9C8C8一段加氫的目的是將C8餾分中的雙烯烴和苯乙烯進(jìn)行加氫，反應(yīng)的入口溫度控制在30~96℃，反應(yīng)壓力為2.6Mpa。來自C8分離塔頂?shù)腃8餾分經(jīng)過分水罐D(zhuǎn)-231脫除水后，進(jìn)入C8分水緩沖罐D(zhuǎn)-206，從水包排放出水分。C8餾分用C8餾分一段加氫進(jìn)料泵P-202A/B抽出加壓后，在盡力進(jìn)料調(diào)節(jié)閥FIRC-222控制下，進(jìn)入C8混合器M-202，與反應(yīng)后的物料混合后，從一C8段加氫反應(yīng)器R-202頂部進(jìn)入，界區(qū)來的新鮮氫氣也從反應(yīng)器頂部進(jìn)入，物料與氫氣經(jīng)感應(yīng)器頂部的分配器混合通過催化劑床層，進(jìn)行一段加氫反應(yīng)，得到加氫C8。加氫C8經(jīng)閃蒸罐D(zhuǎn)-207進(jìn)行氣液分離，分離出的氣體（含氮氣）經(jīng)C8氣相出料冷卻器E-203送往一段循環(huán)氣壓縮機(jī)C-701A/B，液體的一部分由P-204A/B加壓，經(jīng)C8一段加氫循環(huán)冷卻器E-204冷卻后，返回C8一段加氫反應(yīng)器R-202入口，作為反應(yīng)器的循環(huán)物料，另一部分液體（加氫C85.10切割系統(tǒng)由加氫單元穩(wěn)定塔T-401送來的加氫汽油C6、C7餾分(溫度104℃、壓力0.46Mpa),直接進(jìn)入切割塔F-501進(jìn)行C6、C7餾分的分離，進(jìn)料量約25.4t/h。輕組分餾分由塔頂蒸出，經(jīng)切割塔冷凝器E-502、后冷器E-503冷卻至45℃后，進(jìn)入切割塔回流罐D(zhuǎn)-501，D-501壓力控制在0.105~0.11Mpa,凝液經(jīng)過切割塔回流泵P-502A/B，一部分用FIC-503控制作為回流返回塔頂，回流比1.43，剩余的冷凝液作為抽提原料，進(jìn)入苯餾分進(jìn)料緩沖罐D(zhuǎn)-601SA。全凝為C7餾分，經(jīng)切割塔再沸器E-501用低壓蒸汽（0.8M塔壓由PIRCA-510與TIRC-501連鎖控制。5.11抽提蒸餾塔系統(tǒng)抽提蒸餾塔的作用是利用溶劑分離芳烴和非芳烴的主要設(shè)備，在塔內(nèi)溶劑與進(jìn)料烴類進(jìn)行多級抽提精餾，使芳烴與非芳烴分離，塔的上半部分為抽提精餾段，下半部分為芳烴提濃段。塔頂?shù)玫椒欠紵N抽余油。塔底得到富含芳烴的富溶劑。為了便于操作控制，該塔不設(shè)回流，抽提蒸餾塔有四段進(jìn)料，兩股原料兩股溶劑。抽提原料餾分來自本裝置罐區(qū)D-601A，經(jīng)泵P0601A/B升壓，苯餾分預(yù)加熱器E-632預(yù)熱至80℃抽提原料甲苯餾分來自本裝置罐區(qū)D-601B,經(jīng)泵P-637A/B升壓后，甲苯餾分預(yù)加熱器E-633預(yù)熱至65℃來自汽提塔T-602塔釜的熱貧溶劑，溫度188℃，分成60％與40％兩路。（原設(shè)計為45％、55％）60％一路的貧溶劑經(jīng)汽提塔中段換熱器E-65后，再經(jīng)E-639預(yù)熱苯塔進(jìn)料，經(jīng)熱苯餾分進(jìn)料、E-633預(yù)熱甲苯餾分進(jìn)料后，至溶劑空冷器EA-601，將貧溶劑冷卻到125℃進(jìn)入抽提蒸餾F-601的上段第17塊板位置。40％一路的貧溶劑進(jìn)入溶劑閃蒸罐D(zhuǎn)-631閃蒸，得到純度為99.6％的凈化溶劑，凈化溶劑經(jīng)非芳烴蒸餾再沸器E-638后，再去脫戊烷塔進(jìn)料預(yù)熱器E-111預(yù)熱加氫單元的原料一裂解汽油，最后回到凈化溶劑空冷器EA-603，將溶劑冷卻到100℃抽提蒸餾塔再沸器E-634采用高壓蒸汽3.4MpaG為系統(tǒng)提供蒸餾所需的熱量，高壓蒸汽的流量采用主副雙回路調(diào)節(jié)控制。主回路蒸汽量由FIRC-604調(diào)節(jié)，可受進(jìn)料量控制，副回路蒸汽量由FFIRC-603調(diào)節(jié)，可受塔內(nèi)靈敏板溫度控制。高壓蒸汽在E-634內(nèi)冷凝后進(jìn)入其凝液罐D(zhuǎn)-635A，用LICA-641控制外送凝液量，保持罐液位穩(wěn)定。5.12汽提塔系統(tǒng)汽提塔的主要作用：是將抽提蒸餾塔底流出的富溶劑進(jìn)行減壓蒸餾，使芳烴和溶劑分離，貧溶劑循環(huán)使用。該塔采用減壓蒸餾的目的是為降低塔釜的溫度，使塔能在較低的溫度下操作，減少溶劑的分解聚合的可能性。來自T-601塔底富溶劑經(jīng)抽提蒸餾塔底泵P-631A/B升壓后，在塔釜液位LIRCA-605與流量FIRC-607的串級控制下，從汽提塔T-602第19塊板進(jìn)入，塔頂餾出物為芳烴蒸汽，經(jīng)汽提塔空冷器EA-604、后冷器E-605冷凝冷卻到40℃后進(jìn)入汽提塔回流罐D(zhuǎn)-603，凝液經(jīng)汽提塔回流泵P-6003A（1）芳烴緩沖罐D(zhuǎn)-614（2）芳烴水洗罐D(zhuǎn)-633（3）白土塔T-605A/B（4）苯檢驗罐D(zhuǎn)-631A/B/C（5）抽提進(jìn)料緩沖罐D(zhuǎn)-601A（6）白土塔T-605D主要是考慮操作的需要，如苯、甲苯不同抽提的要求。汽提塔T-602采用負(fù)壓操作0.004Mpa，其真空度由真空泵P-616A/B/C提供，壓力調(diào)節(jié)由PIRC-611控制。汽提塔再沸器E-607采用高壓蒸汽3.4Mpa為該系統(tǒng)提供汽提所需要的熱量，用FIRC-610控制進(jìn)入E-607加熱蒸汽量，蒸汽在E-607內(nèi)冷凝后進(jìn)入其凝液罐D(zhuǎn)-635B，用LICA-642控制外送凝液量，保持罐液位穩(wěn)定。5.13溶劑閃蒸系統(tǒng)汽提塔釜的貧溶劑，其中40％用泵P-639A/B送至溶劑閃蒸罐D(zhuǎn)-631進(jìn)行絕熱閃蒸。閃蒸罐為負(fù)壓操作，比汽提塔壓力更低0.027Mpa，以便回收溶劑中殘余的芳烴。通過PV-615調(diào)節(jié)抽真空系統(tǒng)的回流氣量，將罐內(nèi)壓力控制在0.0027Mpa,閃蒸罐的液位由LIRC-610與溶劑進(jìn)料流量調(diào)節(jié)閥FV-612進(jìn)行串級調(diào)節(jié)。閃蒸罐頂?shù)玫饺軇┘胺紵N的混合物，經(jīng)閃蒸冷卻器E-636冷卻到40℃閃蒸罐頂?shù)膬艋軇┩ㄟ^閃蒸罐底泵P-632，一小部分靠FV-615以2t/h流量送入溶劑再生塔T-604進(jìn)行再生，大部分作為凈化溶劑回到抽提蒸餾塔的頂部循環(huán)使用。閃蒸罐底泵P-632及汽提塔底泵P-602A/B三臺泵兩開一備。5.14非芳烴蒸餾塔系統(tǒng)非芳烴蒸餾的主要作用是：對來自抽提蒸餾塔頂?shù)姆欠紵N進(jìn)行蒸餾，以回收非芳烴所攜帶的少量溶劑，獲得潔凈的非芳烴（抽余油）副產(chǎn)品。來自T-601塔頂?shù)臍庀?，直接進(jìn)入非芳烴蒸餾塔T-603，從第10塊塔板進(jìn)料。非芳蒸餾塔為微正壓操作，通過PV-656A及PV-658兩調(diào)節(jié)閥進(jìn)行分程調(diào)節(jié)，將塔頂壓力控制在0.14Mpa，塔頂產(chǎn)出的非芳烴經(jīng)空冷器EA-631及；冷凝器E-637冷卻到40℃后，流入非芳烴蒸餾塔回流罐D(zhuǎn)-614，罐內(nèi)液位靠抽余油的出料調(diào)節(jié)閥LV-616來控制，通過非芳烴蒸餾塔回流泵P-617A/B，一部分作為塔T-603的回流，另一部分作為副產(chǎn)品送往界區(qū)。抽余油管線上同時沒有開車循環(huán)線。因T-603塔釜空間不足，故塔釜再沸器E-638設(shè)計釜式再沸器，并在再沸器內(nèi)部增加了緩沖空間，以全部的液位LIRCA-614與釜溶劑的出料流量調(diào)節(jié)閥FV-620進(jìn)行非線性分程調(diào)節(jié)，將T-603的塔釜溫度控制在124℃,E-638內(nèi)的物料經(jīng)非芳蒸餾塔底泵P5.15溶劑再生系統(tǒng)溶劑再生塔T-604實際上是一個減壓下操作的蒸發(fā)器，用于再生溶劑，再生流量為2t/h，由泵P-632送至再生系統(tǒng)，與T-604塔釜上部，與回流的冷凝劑逆流接觸，由泵P-609A/B抽出，一部分作為補充溶劑返回抽提系統(tǒng)T-602塔，其中還分出一小股去真空系統(tǒng)作液環(huán)真空泵的密封液用，另一部分再生溶劑冷卻器E-610A/B冷卻后由FIRC-626定流量控制作為塔回流。溶劑再生塔T-604采用負(fù)壓操作0.01Mpa,其中真空度由真空泵P-616A/B/C提供，壓力調(diào)節(jié)由FIRC-628控制。再生塔的再沸器E-609采用高壓蒸汽3.4Mpa進(jìn)行加熱，并采用強制循環(huán)，塔釜物料由塔釜循環(huán)泵P-608A/B抽出，送到E-609進(jìn)行換熱。5.16芳烴水洗緩沖系統(tǒng)為了除去汽提塔頂芳烴中的微量溶劑，特設(shè)芳烴水洗系統(tǒng)。由汽提塔回流泵P-603A/B送來的芳烴與界區(qū)來的精制水（二級脫鹽水）500Kg/h，在混合器M-601中充分混合之后，進(jìn)入苯芳烴水洗罐D(zhuǎn)-633，該罐為滿液操作，界面由LIDCA-622調(diào)節(jié)。油相從罐頂溢出流入芳烴緩沖罐D(zhuǎn)-634進(jìn)行自然沉降，得到不含NFM和水的純芳烴。用泵P-636A/B將其打倒苯進(jìn)料換熱器E-639，與汽提塔底來的貧溶劑進(jìn)行換熱，將芳烴預(yù)熱到130℃5.17抽真空系統(tǒng)芳烴抽提單元有如下三處真空操作：（1）汽提塔T-602(壓力0.04Mpa)（2）溶劑閃蒸罐D(zhuǎn)-631(壓力0.02Mpa)（3）溶劑再生塔T-604(壓力0.01Mpa)真空度全部由抽真空泵P-616A/B/C提供，采用液環(huán)式真空泵，，用凈化溶劑作密封循環(huán)液。汽提塔溶劑閃蒸罐及溶劑再生塔的真空度分別靠抽D-603(汽提塔回流罐)、D-632閃蒸罐及T-604塔頂部凝氣而產(chǎn)生，壓力通過閥PV-61、PV-615、PV-628調(diào)節(jié)抽真空系統(tǒng)的回流氣量控制。抽真空緩沖罐D(zhuǎn)-611放空尾氣在安全外排如大氣。D-611的液位由LIRCAS-627調(diào)節(jié)，液位高時閥LV-627A打開溶劑，液位低時閥LV-627B打開補充溶劑。抽真空系統(tǒng)在流程設(shè)計上亦非常靈活，三處真空操作前二處T-602、D-631為連續(xù)操作，各組分別用一臺真空泵，此時三臺抽真空泵為二開亦備，當(dāng)溶劑需要再生時，T-604開始運行，它可以分別和T-602、D-631共用一臺真空泵，三臺抽真空泵仍為二開一備，液可以獨自用一臺真空泵，即三臺同時操作。5.18芳烴精餾系統(tǒng)來自汽提塔T-602頂?shù)姆紵N冷凝、水洗、預(yù)熱至130℃進(jìn)入苯塔T-606中部第24塊塔板進(jìn)行精餾。塔頂汽項經(jīng)過空冷器EA-614A/B、水冷器E-616冷凝、冷卻后進(jìn)行回流罐D(zhuǎn)-608用回流泵P-612A/B抽出后，在FIRC-639的控制下返回到第一塊塔板，當(dāng)塔頂積累的非芳烴較多時，利用FIRC-639將一部分物料返回到抽提進(jìn)料緩沖罐D(zhuǎn)-601A。苯塔產(chǎn)品從苯塔第5塊塔板采出，由溫差控制TDIC-678串級FIRC-637控制采出量，經(jīng)水冷器E-615冷卻后，進(jìn)入側(cè)線緩沖罐D(zhuǎn)-615，由苯泵P-611A/B抽出，送到白土塔T-605脫除微量堿氮后，送至苯產(chǎn)品罐D(zhuǎn)-613A苯塔的再沸器E-613用低壓蒸汽0.8Mpa加熱，由FIRC-635控制加熱蒸汽量。苯塔存在二種工況：其一，苯抽提時，進(jìn)料中甲苯含量極低，塔釜不采出，當(dāng)積累甲苯過多時，不應(yīng)定期采出釜液。其二，苯/甲苯抽提時，進(jìn)料為苯和甲苯，此時，塔釜的采出量由LIRCSA-629單獨調(diào)節(jié)。塔頂操作壓力0.13Mpa上的調(diào)節(jié)閥PV-646A/B維持，苯塔的回流量由FIRC-636與LIRCA串級調(diào)節(jié)，流量大約3300Kg/h，通常情況下全回流。當(dāng)非芳烴含量高時，拔頂苯返回抽提原料緩沖罐D(zhuǎn)-601A。側(cè)線苯產(chǎn)品經(jīng)水冷器E-615冷卻后，由苯泵P-611A/B送至苯檢驗罐D(zhuǎn)-613A/B/C，流量為13.5T/H。塔釜操作壓力0.17MpaG，操作溫度134℃，塔釜甲苯產(chǎn)品在FIRC-655的控制下，進(jìn)入到甲苯塔T-607的第一塊塔板，塔頂汽頂直接返回到T-606塔底，塔底物料用甲苯塔釜液泵P-610A/B直接送到白土塔T-605C,脫除其中所含的微量堿氮雜質(zhì)后，經(jīng)甲苯冷卻器E-617冷卻后，至本裝置罐區(qū)甲苯罐D(zhuǎn)-618A甲苯塔的再沸器E-641用低壓蒸汽0.8MpaG加熱，由FIRC-656控制加熱蒸汽量。苯乙烯裝置6制苯裝置產(chǎn)品去向 苯乙烯裝置制苯裝制苯裝置自用燃料C8抽余油甲苯燃料氣C9C5化學(xué)品事業(yè)部間甲酚裝置化學(xué)品事業(yè)部分酮裝置氮氣 自用燃料C8抽余油甲苯燃料氣C9C5化學(xué)品事業(yè)部間甲酚裝置化學(xué)品事業(yè)部分酮裝置氮氣裂解汽油裂解汽油罐罐區(qū) 6.1預(yù)分餾單元主要影響因素及調(diào)節(jié)方法：質(zhì)量問題問題原因解決方法T-101—塔底物料初餾點溫度高，C5餾分中苯含量高（1）塔底溫度高（2）塔壓低（3）回流比低（1）減少E—102蒸汽量降低塔底溫度（2）減少塔頂放空量，調(diào)節(jié)塔頂冷卻系統(tǒng)負(fù)減少E—07冷卻水量或關(guān)小空氣百葉窗（3）增大回流比T—101塔底物料初餾點低（1）塔底溫度低（2）塔壓高（1）增大E—104換熱器蒸汽量提高塔底溫度（2）增大回流罐放空量，調(diào)節(jié)塔頂冷卻系統(tǒng)，開打空冷百葉窗，增大E—107冷卻水量加氫進(jìn)料中砷含量高（1）脫砷劑注入量少（2）脫砷劑失效（1）調(diào)節(jié)增大脫砷劑注入量（2）切換脫砷罐或更換脫砷劑T—102塔塔頂物料終餾點高（1）T—102塔底溫度高（2）T—102塔壓低（3）回流量?。?）減少E—104再沸器蒸汽量，降低塔底溫度（2）減少J—101蒸汽噴射泵蒸汽量（3）增大回流量T—103塔塔頂物料終餾點高（1）T—103塔底溫度高（2）T—103塔壓低（3）回流量?。?）減少E—109再沸器蒸汽量，降低塔底溫度（2）減少J—102蒸汽噴射泵蒸汽量（3）增大回流量6.2加氫反應(yīng)部分及穩(wěn)定塔系統(tǒng)影響因素及調(diào)節(jié)方法一段加氫油雙烯、溴價不合格（1）一段反應(yīng)器溫度低（2）催化劑使用后期失活（1）調(diào)節(jié)TIC—230提高反應(yīng)器的入口溫度（2）對催化劑進(jìn)行再生或更換新的催化劑C8加氫雙烯、溴價不合格（1）C8加氫反應(yīng)器溫度低（2）催化劑使用后期失活（1）調(diào)節(jié)TIC—253提高反應(yīng)器的入口溫度（2）對催化劑再生或更換新的催化劑二段加氫油雙烯、溴價不合格（1）二段加氫反應(yīng)器溫度低（2）催化劑使用后期失活（1）調(diào)整加熱爐T—301提高反應(yīng)器入口溫度（2）對催化劑再生或更換新的催化劑二段加氫油硫含量不合格（1）二段反應(yīng)器溫度低（2）催化劑失活（3）T—401塔溫度低（1）調(diào)節(jié)TIC—232提高反應(yīng)器入口溫度（2）對催化劑進(jìn)行再生或更換新催化劑（3）提高T—401塔的溫度穩(wěn)定塔塔頂放空氣體中苯含量高（1）穩(wěn)定塔塔頂溫度高（2）穩(wěn)定塔塔壓低（3）回流比過?。?）減少E—406再沸器加熱量，降低塔釜溫度（2）減少E—411罐放空量提高塔壓（3）增大回流比6.3抽提系統(tǒng)主要影響因素及調(diào)節(jié)方法T—602塔頂苯含量不合格（1）溶劑比過大（2）T—601塔釜溫度低（1）降低溶劑比（2）提供高塔釜溫度抽余油中芳烴含量高（1）溶劑比?。?）加大溶劑比（2）貧溶劑溫度高（2）降低貧溶劑溫度（3）凈化溶劑溫度高（3）降低凈化溶劑溫度（4）T—601頂溫度高（4）適量降低頂溫（5）貧溶劑含苯（5）適當(dāng)提高T—602塔釜溫度（6）凈化溶劑中含苯（6）適當(dāng)降低D—631罐壓力苯酸洗比不合格（1）白土活性降低（1）切換備用白土塔（2）檢查原料中的溴價（3）更換合格的原料苯總氫不合格（1）白土活性降低（1）切換備用白土塔T—606塔側(cè)線采出苯帶甲苯（1）回流小，溫差大（2）采出量過大（3）塔底溫度高（1）增大回流，降低溫度（2）減少采出量（3）適量減少加熱蒸汽量，降低塔釜靈敏板溫度T—501塔頂帶甲苯（1）塔頂溫度高（2）塔壓低（3）回流量?。?）適當(dāng)減少E—501蒸汽量，降低靈敏板溫度（2）提高操作壓力（3）適當(dāng)增大回流量T—501塔底苯含量高（1）塔釜溫度低（2）塔壓高（3）回流量大（1）適當(dāng)增加E—501蒸汽量，升高靈敏板溫度（2）降低操作壓力（3）適當(dāng)降低回流量7.三廢處理進(jìn)料緩沖罐排氣、脫戊烷塔回流罐、大氣水封槽排氣、蒸汽噴射器凝液罐、高壓閃蒸罐排氣、低壓閃蒸罐排氣、穩(wěn)定塔回流罐排氣：間斷排放加熱爐煙氣：連續(xù)排放8.氣體主要成分及設(shè)備常用類型（1）閃蒸氣H2硫化氣H2S、H2新鮮氫H2C6餾分甲苯C7餾分苯裂解汽油C4、C5、C6、C7、C8（其中C6、C7、C8為非芳）、苯、甲苯、C8芳烴、苯乙烯、C9（2）脫戊烷塔再沸器列管式預(yù)分餾塔冷凝器浮頭式預(yù)分餾塔再沸器列管式噴射器冷凝器浮頭式脫戊烷塔頂冷凝器列管式空冷器翅片式脫砷反應(yīng)器立式、內(nèi)有折流板一段加氫反應(yīng)器立式、鼓泡式二段加氫反應(yīng)器立式、滴流床C8加氫反應(yīng)器立式、滴流床預(yù)硫化反應(yīng)器立式、流向向下回流罐臥式緩沖罐臥式、立式回流泵、循環(huán)泵離心式泵冷凝水計量泵、廢油泵齒輪泵進(jìn)料泵高速泵苯泵、苯塔釜液泵屏敞泵壓縮機(jī)往復(fù)式【注】：靈敏板溫度控制方法：調(diào)節(jié)加熱蒸汽量、溶劑量、溶劑進(jìn)塔溫度3.反應(yīng)原理1．烷烴的裂解反應(yīng)（1）正烷烴：其裂解反應(yīng)主要進(jìn)行的是脫氫反應(yīng)和斷鏈反應(yīng)A、脫氫反應(yīng)：是指C—H鍵斷裂反應(yīng)，產(chǎn)物分子中碳原子數(shù)不變反應(yīng)通式：CnH2n+2CnH2n+H2B、斷鏈反應(yīng)：是指碳碳鍵斷裂的反應(yīng)，產(chǎn)物分子中碳原子數(shù)減少反應(yīng)通式：CnH2n+2CmH2m+CkH2k+2，m+k=n上述兩類反應(yīng)如下規(guī)律：一般認(rèn)為脫氫反應(yīng)是可逆反應(yīng)，斷鏈反應(yīng)是不可逆反應(yīng)斷鏈反應(yīng)所需要的能量比脫氫反應(yīng)小，所以斷鏈反應(yīng)比脫氫反應(yīng)容易進(jìn)行，而且隨著烷烴分子量的增大，斷鏈反應(yīng)更占優(yōu)勢，C4以上烷烴裂解時，斷鏈反應(yīng)占絕大比重。在分子兩端的C—C鍵斷裂反應(yīng)要優(yōu)先于在分子中央的C—C鍵裂解反應(yīng)，隨著分子量的增大，斷裂在分子兩端的優(yōu)勢弱。烷烴裂解最有利于生成乙烯和丙烯。烷烴裂解時，反應(yīng)速度常數(shù)K隨裂解溫度的升高而增加，在相同裂解