化工类实习报告(北京燕山石化一厂,七厂)

1、毕业实习报告1主要内容；2014年1月7日2014年1月16日，我于北京燕山石化一厂，七厂进行毕业实习。对燕山石化一厂七厂的生产工艺进行实地学习。真实的体验认识大型化工厂的实际生产过程。2实习单位介绍中国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区，地处京广线旁边，具有十分便利的陆路、铁路运输条件。公司于2000年4月25日随中国石化股份有限公司重组设立，由炼油厂、研究院、物资装备中心、铁路运输部、消防支队、职业病防治所6个单位构成，主要业务为石油炼制、石油产品的储运销售、石油化工技术和催化剂的研究、开发。  本次生产实习参观的厂区有燕化七厂的制苯装置。 

2、北京燕山石化公司化工七厂制苯装置始建于1976年，共分为三个单元即HPG加氢，PYROTOL脱烷基和HPU氢提纯单元。其中前两部分是美国空气产品公司胡德利分部专利，后一部分是西德林德公司专利。1975年8月28日签订合同并由林德公司承包，1976年3月动工建设，1978年8月投产。 1994年7月作为公司30万吨乙烯装置改扩建项目的配套工程，制苯装置进行了技术改造，共分为三个单元，即加氢单元、抽提单元和压缩机单元，同年10月改造后一次开车成功，投入正常生产。年消耗乙烯装置的副产品裂解汽油30.02万吨，经过加氢和抽提两个单元，年生产纯苯7万吨。 2001年9月作为公司66万

3、吨乙烯装置改扩建项目的配套工程，制苯装置又进行了新一轮技术改造，共分为三个单元，即加氢单元、抽提单元和压缩机单元，年消耗乙烯装置的副产品裂解汽油41.5万吨，经过加氢和抽提两个单元，年生产纯苯10万吨。 原料为来自一厂乙烯装置的裂解汽油，主要原材料为裂解汽油（pyrolysis gasoline），为裂解装置的副产品，设计年耗量41.5万吨。主要辅助原材料富氢气体（rich hydrogen），来源于裂解装置，设计年耗量3785吨。主要辅助原材料N-甲酰基吗啉（NFM），设计年耗量4.1612吨。其组成成分较复杂，主要包括非芳烃C5C8和芳烃C6-C7组分以及C9

4、+等。其相对密度：水二18寸为0.700.78，空气二1时为34。易燃，火险分级为甲类。闪点43，自燃温度255390，爆炸下限1.4%(体积)，爆炸上限7.6%(体积)。其蒸气与空气形成爆炸性混合物，遇明火极易燃烧爆炸。因此极具危险性。(2)氢气，五色无臭气体。相对密度：水：1时为0.07(252)，空气二1时为0.07。易燃，火险分级属甲类，闪点<50，自燃温度400，爆炸下限4.1%(体积)，爆炸上;限74.1%(体积)，可见爆炸范围极宽，是很危险的气体。产品 北京燕山石化公司化工七厂制苯装置是以乙烯装置的副产品裂解汽油和氢气为原料，应用各种技术，以生产纯苯为主，同时副产

5、多种石油化工原料的石油化工装置。裂解汽油在制苯装置中通过加氢、抽提分离得到纯苯，同时可得到C5、C9、甲苯、抽余油、C8等重要的副产品。苯是苯乙烯、苯酚丙酮、间甲酚等装置的基础原料。主要产品为苯（benzene），英文缩写为B，主要是经过裂解汽油加氢后用N-甲酰基吗啉（NFM）作溶剂进行抽提蒸馏所得，设计年产纯苯10万吨。主要作为下游苯乙烯.装置、间苯酚装置及苯酚丙酮装置的原料。苯还可以用于制造油漆、涂料、染料及农药等。 主要副产品塔五馏分（C5）设计年产量8.082万吨，副产品碳九馏分（C9+）设计年产量8.222万吨，目前，此两种副产品主要用作燃料，部分用作加氢溶剂油和树脂等原料

6、。是制苯装置预分馏系统分离出来的。 主要副产品碳七馏分（C7）在苯抽提时年产2.446万吨，切割塔分离出来的。 主要副产品碳八馏分（C8）年产5.225万吨，是预分馏系统分离和加氢出来的。 主要副产品抽余油年产4.390万吨，是抽提蒸馏出来的，主要用于提取高效溶剂。 主要副产品甲苯在苯甲苯抽提时年产3.067万吨，是苯塔分离出来的，主要供给化学品事业部。苯对人体健康非常有害，会使血液内的白血球下降，降低人的免疫功能，在国家卫生部2003年公布的高毒物品目录中，苯被列人其中。车间最高允许浓度为40mg/m3。该装置副产C5馏分、加氢C8馏分、C9+馏分及燃

7、料气四种副产品。这些产品都是甲类易燃液体，其蒸气与空气形成爆炸性混合物遇明火能引起燃烧爆炸。装置类型为加氢工艺类型，裂解汽油中除含苯、甲苯、二甲苯外，还含有单烯烃、双烯烃、饱和烃(直链烷烃、环烷烃)以及含硫、氧、氮的有机化合物，根据色谱分析，有200多种组分，组成相当复杂。这种油的特点为稳定性差，存放过程中易聚合生成低聚合度产物(即胶质)，故在应用中必须先经过加氢工艺处理。鉴于从裂解汽油中除去双烯烃、单烯烃和硫、氧、氮有机化合物的条件不同，国内外普遍采用两段加氢法。一段加氢主要是双烯烃加氢;二段加氢主要是单烯烃加氢，同时将硫、氧、氮有机化合物加氢转变为相应的硫化氢、水和氨而被除去。裂解汽油选择

8、性加氢过程中催化剂起着关键性的作用，随着乙烯丙烯工业的飞速发展和裂解汽油加氢装置的不断增加，国内外对此类催化剂，尤其是一段加氢催化剂的研究开发和工业应用高度重视。 从催化剂类型分为两段高温加氢和一段低温二段高温加氢工艺。从加工物料分为全馏分加氢和分馏加氢。由油品的不同使用目的又可分为一段加氢和两段加氢。    从重整油和裂解汽油中分离芳烃的方法有溶剂抽提法、吸附法、抽提蒸馏法、共沸蒸馏法等。目前，溶剂抽提法是工业生产轻芳烃的主要手段。3工艺流程说明 本部分主要介绍制苯装置。    制苯装置的主要构成为加氢

9、单元和抽提单元，加氢单元分为预分馏系统、脱砷系统、两段加氢系统、氢气压缩机系统、C8加氢系统和稳定塔系统;抽提单元分为精馏系统、抽提蒸馏系统和白土塔系统。(1)预分馏系统 这个部分包括脱戊烷塔、脱砷反应器、预分馏塔和C8分离塔。脱戊烷塔的作用是切除裂解汽油中的C5-馏分;CHP脱砷作用是为了防止催化剂的砷中毒，将原料中的砷含量降至50PPb以下;预分馏塔的作用是分离C6C7和C8C9馏分，C8分离塔主要作用是分离C8和C9+馏分。其工艺流程图如下：(2)脱砷系统   将原料中的砷脱除，主要包括混合器及脱砷反应器。   (3)

10、两段加氢反应系统   加氢反应分为两段，为防止不稳定的双烯烃在高温下聚胶;所以采用两种催化剂，在不同的操作条件下进行两段加氢处理，一段加氢选用低温、活性高的钯(Pd)系催化剂，在比较缓和的条件下将原料中的双烯烃加氢成为单烯烃，使一段加怪油双烯值2.5，同时也有一部分单烯烃加氢成饱和烃。反应为放热反应。二段加氢选用高活性的钻钼镍(Co、Mo、Ni)系催化剂，在比较苛刻的条件下，将剩余的单烯烃加氢，并分解除去进料中的硫、氮氧、金属等化合物，分解为H2S、NH3、H20、金属及相应的烃，有机金属化合物分解后，金属沉积在催化剂上。在上述主反应进行的同时，也有少量芳烃加氢和

11、裂解等副反应，生成少量的轻质烃。这些反应都是放热反应。   (4)C8加氢系统C8加氢系统选用低温、活性高的钯(Pd)系催化剂，在比较缓和的条件下将C8中的双烯烃和苯乙烯加氢成为烷烃和乙苯。   (5)氢气压缩系统   氢气压缩机包括：补充氢压缩机和循环氢压缩机。   (7)精馏系统 其作用为C6、C7，馏分的分割及苯馏分的精馏。工艺流程图如下：(8)抽提系统   主要包括抽提蒸馏塔、汽提塔、非芳烃蒸馏塔及溶剂再生塔，是利用甲酰基吗啉作

12、溶剂进行抽提蒸馏，实现非芳烃与芳烃的分离。其工艺流程图如下:   (9)白土塔系统 包括白土塔及所属过滤器、换热器等，除去芳烃产品中的微量溶剂和分解物吗啉。    从界区外来的裂解汽油进入本装置后，送至脱戊烷塔。脱除C5及更轻的烃类，C5馏分副产品送往界外。塔釜液与定量打人的CHP在混合器混合均匀，一起进入脱砷反应器，再进入预分馏塔。塔顶馏出物料为C6C7，馏分，进入两段加氢系统。塔底C8、C9+馏分进入C8分离塔进行分离。塔底得到C9+馏分副产物外送。塔顶C8馏分进入C8一段加氢系统进行C8加氢处理。  

13、; C8加氢采用一段加氢催化剂(Pd系催化剂)，物料和氢气由顶部进入固定床，大部分双烯不饱和化合物被加氢。之后作为副产品送出。  C6C7馏分与新鲜氢气从反应器底部进入，混合通过催化剂床层，进行加氢反应，大部分双烯不饱和化合物被加氢。反应的人口温度控制在3080，反应压力为2.6MPa。反应后的汽液混合物料经反应器级间闪蒸罐进行气液分离，并在二次闪蒸罐中将冷凝液分离，富氢气体送往一段循环气压缩机;液相一部分返回一段反应器入口，作为一段反应器内的循环物料;另一部分进入二段加氢反应系统。物料在二段反应器进出料换热器内进行换热，到混合器与氢气混合、汽化进入级间加热炉加热

14、到反应器进口温度，然后送人二段反应器。二段反应器人口温度控制在230300，反应压力为4.8MPs(表)，在二段反应器中全部的不饱和烃被完全加氢并脱除硫、氮等杂质。反应器出来的物料，换热、冷却后进入高压闪蒸罐进行气液分离。闪蒸氢气经二段循环气压缩机升压后循环使用。液体进入低压闪蒸罐再次闪蒸，以除去剩余的轻组分。之后在稳定塔除去H2S等轻组分。送往芳烃抽提作原料。 加氢汽油C6C7馏分进入切割塔进行C6、C7馏分的分离。C6馏分由塔顶蒸出，与塔釜液C7馏分分别进入抽提蒸馏塔。来自汽提塔塔釜的热贫溶剂进入抽提蒸馏塔第17块板。净化溶剂进入第1块板位置。在抽提蒸馏塔内经过多级汽液平衡，芳烃

15、组分富集在溶剂当中从塔底排出，进入汽提塔;非芳烃组分从塔顶流出，进入非芳烃蒸馏塔后外送。在汽提塔富溶剂进行减压蒸馏，使芳烃和溶剂分离，塔顶采用的苯、甲苯产品再经过白土处理后在苯完成分离。塔顶产出苯产品，塔釜产出甲苯产品。汽提塔釜的贫溶剂，分两路返回抽提蒸馏塔循环使用。 22主要工艺指标与技术先进性 2001年9月作为公司66万吨乙烯装置改扩建项目的配套工程，制苯装置又进行了新一轮技术改造，共分为三个单元，即加氢单元、抽提单元和压缩机单元，年消耗乙烯装置的副产品裂解汽油41.5万吨，经过加氢和抽提两个单元，年生产纯苯10万吨。制苯装置2001年改造项目是由北京石油化工工程公司

16、进行设计，其中加氢单元二段加氢反应器由燕化公司研究院进行基础设计，整个改造工程由燕化公司建筑安装公司承建施工。改扩建后，抽提系统改用北京石油科学研究院提供的N-甲酰基吗啉（NFM）抽提蒸馏组合工艺专有技术，溶剂使用N-甲酰基吗啉（NFM）。2007年一段加氢催化剂更换Johnson Matthey Public Limit Company生产的镍系催化剂HTC Ni400，二段加氢采用燕化研究院研究，天大天久公司生产的钴-钼-镍Co-Mo;C8加氢用镍系催化剂HTC Ni200。 与国内外同类装置的先进水平相比，本装置以下几

17、个方面存在优势：一、一段加氢采用低温加氢技术，代表当今裂解汽油加氢最高水平。二、部分采用高速离心泵，机械效率高。三、由北京石油化工工程公司和江苏启东混合器厂参照国外专利技术，结合国内同类装置水平，仿制的混合雾化器M301在制苯装置中使用，雾化效果良好。四、采用-甲酰基吗啉（NFM）作溶剂的抽提蒸馏工艺，降低了装置的能耗。  3主要设备原理与参数   装置的重点设备以两段加氢反应器为主，包括重点机组补充氢压缩机和循环氢压缩机。另外反应系统的第二循环氢冷却器、二段进料预热器、循环氢预热器以及高压闪蒸罐和加热炉，出现问题后处理不当都会造成部分或全部装

18、置停工，或导致恶生事故发生。   高压分离罐： 高压分离罐是气液分离设备，也是加氢系统的压力控制点。高压分离罐是加氢系统的高低压分界，二者的液面计、压力表、安全阀、调节阀等失灵，均能造成严重影响，液面过高会造成氢压机系统带油损坏氢气压缩机，严重时造成压缩机撞缸，液面过低则易发生高压窜低压而引起爆炸事故。   4.氢压机系统    氢气压缩机是装置的心脏，如果循环氢压缩机一旦发生故障停车，循环氢流量突然降低，将会使反应器内热量无法带出，会造成“飞温”使加热炉管过热，造成催化剂和设备损坏。另外氢气压

19、缩机厂房内易发生氢气泄漏事故。   5.加氢换热器   加氢换热器在停车过程中或正常操作中因温度变化，极易发生泄漏。   6.加热炉    反应系统中加热炉是为反应部分提供热量的，炉管内充满高温高压氢气，如炉管壁温超高，将会使炉管寿命缩短，严重超温会导致炉管爆裂，造成爆炸事故。在操作时要严楷按操作法进行操作。在停炉时注意把火嘴根部阀门关闭，防止电磁阀泄漏，造成燃料气在炉膛积聚发生危险。在点火时行点长明灯火嘴，后打开主火嘴阀门，投主火嘴。   7.

20、脱砷系统   由于脱砷剂过氧化氢异丙苯的化学性质极不稳定，易在物料带水或物料停留时间过长时在脱砷反应器部位发生物料聚合。发生事故会导致装置局部或全部停工。脱砷剂储罐注意温度过高发生分解爆炸，在加装CHP时会产生静电火花引起爆炸，加装CHP所用气泵没有置换于净，其他化学物质混入CHP储罐中，与过氧化氢异丙苯发生化学反应会引起爆炸。4 基本原理4.1脱砷反应原理 本装置采用氧化脱砷技术。脱砷剂用的是CHP，活性组分是过氧化氢异丙苯，机理是使物料中的砷重质化，反应表示如下：R1OOR2+ASRASRR1+R2OASRR1的馏程比C9+重，在脱C9+塔底被出去。4.2加氢

21、反应原理4.2.1 主要反应4.2.1.1 双烯的加氢反应（除掉双烯烃） 双烯烃 单烯烃 4.2.1.2单烯烃的加氢反应（除掉单烯烃） 单烯烃 饱和烃4.2.1.3 脱硫反应4.2.1.3.1 硫醇加氢反应：RSH（硫醇）+H2RH+H2S4.2.1.3.2 噻吩加氢反应：C4H4S（噻吩）+4H2CH3CH2CH2CH3 + H2S4.2.1.3.3 硫醚加氢反应：RSR1+2H2RH+R1H+H2S 不同类型硫化物加氢脱硫的反应速度顺序如下：噻吩< 硫醚<硫醇4.2.1.4脱氮反应 吡啶加氢反应：C5H5N+5H2CH3CH2CH2CH2CH3+NH34.2.1.5脱氧反应苯酚

22、加氢反应：C6H5OH+H2C6H6+H2O4.2.1.6 脱氯反应氯化物加氢反应：+H2+4.2.1.7加氢脱金属反应原料油中有机化合物形式存在的金属在第二段反应器内加氢分解，吸附在催化剂表面上被除去。4.2.2副反应4.2.2.1聚合反应C6H5nC6H5CHCH2 CHCH2n 这里生成的聚合物是胶状或树脂状物质，易积聚在催化剂表面上引起结焦。4.2.2.2苯环被加氢反应C6H6+3H2C6H124.2.2.3加氢裂化4.3加氢反应的影响因素 加氢反应为放热反应。影响因素：催化剂的性能、反应温度、反应压力、空速、氢油比、原料油性质等。（1）反应温度：在一段反应中采用了高活性催化剂，控制适

23、宜的入口温度5080,二段反应控制入口温度在250310 （2）反应压力：增加压力对反应有利，特别是增加氢分压，可利于平衡向加氢反应方向进行。 （3）空速：空速一般用LHSV表述，以表示单位时间单位体积催化剂床层所处理的原料油量来表示。 本装置一段加氢反应的空速为3.1/h(不包括循环物料)，二段加氢反应的空速为30/h。C8加氢反应 空速为1.4/h。（4）氢油比在加氢反应中，总气体量与原料油的比例称为氢油比。氢油比大，氢气用量增多，能使反应完全及防止积炭生成。本装置一段氢油比为100:1<体积比>、二段为400:1<体积比>、C8加氢氢油比为100：1< 体积

24、比>5流程概述5.1脱戊烷塔系统（T101）从裂解装置或油品罐区来的裂解汽油进入本装置后，经进料缓冲罐（D104）缓冲、沉降脱水，用LICA101调节裂解汽油进罐的流量，来控制进料缓冲罐（D104）的液位，用裂解汽油进料泵（P107）送至脱戊烷塔进料预热器（E111）。热物料来自芳烃抽提单元的贫溶剂，将原料裂解汽油预热到泡点温度后，从脱戊烷塔（T101）的第25块（或29）块塔板进入，由FIRC103控制进料量为51.87t/h脱戊烷塔塔顶为C5及更轻的烃类，经空冷器（EA-101）冷凝冷却后，凝液至脱戊烷塔回流罐（D-101），经脱戊烷塔回流泵（P-101A/B）送出，一部分用FIRC

25、-106控制作为回流返回塔顶，回流比控制在2.9，一部分作为副产品送经外界外，用LICA-107控制其流量。随裂解汽油原料一起进入脱戊烷塔的水分，以回流罐（D-101）底部分水包定期排放。脱戊烷塔回流罐（D-101）的压力通过PV-11A、PV-11B调节补充氮气或放火炬的量来调节。脱戊烷塔再沸器（E-102A/B）用中压蒸汽加热，通过TIRC-102来调节加热蒸汽的流量，塔釜物料用塔全泵（P-102A/B）抽出后，一部分进入再沸器，强制循环加热，另一部分在LIRC-1110串级控制下进入脱砷反应部分。5.2脱砷反应部分罐装的CHP（过氧化氢异丙苯）用气泵送入CHP配料罐（D-105A/B）与

26、加氢后的C7馏分混合，按13wt的浓度配置，配置好的CHP溶液经CHP的进料泵（P-108A/B）加压后，定量打入CHP混合器（M-101），与脱戊烷塔底来的物料混合均匀，一起从底部进入脱砷反应器（R-101），保证足够的停留时间，反应温度为130150。由于CHP为强氧化剂，因此D-105A/B罐顶有氮封及谁喷淋设施。5.3预分馏塔系统（T-102）从R-101来的C6 C9送入预分馏塔（F-102）的中部（第16、20、24块塔板），预分馏塔（F-102）的作用是除掉反应物料中的重质烃（C8、C9），塔顶物料为C6、C7馏分，经预分馏塔冷凝器（E-103）水冷后进入预分馏塔回流罐（D-10

27、2），凝液经预分馏塔回流泵（P-103A/B）升压，一部分用FIRC-112控制流量，作为回流返回塔顶，回流比0.7，其余部分在回流罐液位LIRC-113控制下送到C6、C7两段加氢系统，T-102塔为负压操作，用中压蒸汽通过预分馏塔喷射器（J-101A/B）将该塔抽真空，压力通过同PIC-119调节阀调节蒸汽喷射器的旁路流量来控制。预分馏塔再沸器（E-104A/B）的热量由中压蒸汽提供，灵敏板温度用TIRC-111调节加热蒸汽来控制，塔底C8、C9重组分用预分馏底泵（P-106A/B）送出，一部分进入预分馏塔再沸器（E-104A/B）进行循环，其余部分在FIRC-113的控制下进入C8分馏塔

28、（T-103）继续分离。5.4 C8分离系统（T-103）来自预分馏塔底C8、C9分在馏分进入C8分离塔（T-103）的中部（第24、28块塔板），塔底得到C9馏分作为副产品，用C9产品输出泵（P-104A/B）再经C9馏分冷却器E-105A冷却后送经界外。塔底C8馏分经C8分离塔冷凝器（E-108）冷凝，凝液至C8分离塔回流罐（D-107），再经C8馏分（P-112A/B）升压后，一部分用FIRC-134控制流量，作为回流返回塔顶，回流比2.45，其余部分在LICA-147的控制下送到C8一段加氢系统进行C8加氢处理。F-103塔为负压操作，用中压蒸汽通过C8分离塔喷射器(J-102)将该塔

29、抽真空，压力通过用PIC-152调节阀调节蒸汽喷射器的旁路流量来控制。C8分离塔再沸器（E-109A/B）的热量由中压蒸汽提供，为了保证换热效果，进入再沸器的物料用塔釜循环泵（P111A/B）进行强制循环，灵敏板温度用TIRC-144调节加热蒸汽来控制。5.5阻聚剂注入系统由于裂解汽油中含有大量的饱和烃，为了防止不饱和烃在高温下聚合，因此设置了阻聚剂注入系统，桶装的阻聚剂用气泵送入阻聚剂罐（D-106）中，用阻聚剂注入泵（P-109A/B/C）分别送到脱戊烷塔的进料线、回流线、塔顶气相采出线、预分馏塔的回流线、塔釜采出线，C8分离塔循环泵（P-111A/B）入口线，C8分离塔釜出泵入口线。5.

30、6 C6、C7馏分一段加氢反应系统为防止空气进入反应系统，一段进料缓冲罐（D-204）用PIC-210A/B阀控制，使其处于氮封状态，并使一段进料缓冲罐压力保持在0.2MPa 。进一步脱除物料中的水分之后，进入一段进料缓冲罐（D-204），用一段（D-204），用一段加氢进料泵(P-201A/B)升压，用FIRC-202控制新鲜进料量，进入物料混合器（M-201），与反应后的循环物料混合进入一段反应器（R-201）底部，界区来的新鲜氢气(压力为2.8MpaG)也从反应器底部进入，物料与氢气经一段反应器底部的分配器混合通过催化剂底层，进行加氢反应大部分双烯不饱和化合物被加氢，反应的入口温度根据催

31、化剂的活性控制在3096，通过TIRC-230调节通过反应器级间循环换热器（E-201）的物料流量来实现，反应压力为2.6Mpa，由PIRC-205调节氢气进料量来控制。反应后的气液混合物料经反应器级间闪蒸罐（D-201）进行气液分离，分离的气体先经一段气相出料冷却器（E-202），将温度冷却至40，并在二次闪蒸罐（D-205）中将冷凝液分离，富氮气体送往一段循环气压缩机（C-701A/B）,分离出的冷凝液在LICAS-208控制下返回到脱戊烷塔（T-101）的进料线。应严格控制D-205的液位，以防高压气体窜入低压系统。反应器级间闪蒸罐（D-201）的液体一部分由P-203A/B加压，在FI

32、RC-203控制下，经一段反应器级间循环换热器（E-201）冷却或加热后，进入物料混合器（M-201），作为一段循环反应器内非循环物料，另一部分液体（一段加氢油）用二段反应器进料泵（P-205A/B）升压，用FIRC-205控制流量，送往第二段加氢反应系统。5.7 C6、C7馏分二段加氢反应系统一段反应器出料经P-205A/B升压后，与二段反应器R-301出料在二段反应器R-301出料换热器E-302内进行换热，用TIC-355控制预热温度，然后送到混合器M-301。从D-205罐及E-203上部来的氢气用补充氢气压缩机C-701A/B加压后，与循环氢气压缩机C-702A/B/C/D来的循环氢

33、气一起经过第一循环氢预热器E-104、第二循环加氢预热器E-301,经过两次预热后进入气体加热炉F-201加热，其出口温度用TIRCAS-347调节加热炉燃料气的流量来控制，过热后到混合器M-301。汽化的物料和氢气混合后进入反应器级间加热炉F-301进一步加热到反应器进口温度，其出口温度用FIRCAS-332调节加热炉燃料气的流量来控制，然后进入二段反应器R-301。二段反应器入口温度根据催化剂的活性控制在170290，在二段反应器中全部的不饱和烃被完全加氢并脱除硫、氮等杂质。从二段反应器出来的物料，通过第二段循环氢预热器E-301、二段反应器进出料换热器E-302，稳定塔再沸器E-406、

34、第一循环氢预热器E-404进行换后热后，进入二段出料冷凝器EA-401、二段出料冷凝器E-402，将温度降至3050后，进入高压闪蒸罐D-401进行气液分离。闪蒸罐的气体经二段循环气压缩机C-702A/B/D升压后循环使用，二段反应系统的压力通过控制高压闪蒸罐的压力D-401来实现，用PIC-405调节罐顶放燃料气的流量来控制罐的压力，其中PV-0405A控制放燃料气量（或火炬气），PV-405B控制的是送东炼氢气量。D-401液体在液位调节阀LICA-403的控制下进入低压闪蒸罐D-402再次闪蒸，以除去剩余的轻组分，罐的压力控制在0.8Mpa，用PIC-412调节罐顶放燃料气的流量来控制罐

35、的压力。从D-402排放的液体在液位调节阀LICA-404的控制下送到稳定塔系统。5.8稳定塔系统来自低压闪蒸罐D-402的物料经过稳定进出料换热器E-408和稳定塔的出料换热后，进入稳定塔T-401的中部（第13块塔板），稳定塔的出料换热后，进入稳定塔T-401的中部。作用是除去H2S等轻组分。塔顶馏分经稳定塔冷凝器E-405部分冷凝，凝液全部回流，如凝液中的轻组分过多时可以返回到脱戊烷塔的进料中，未凝的H2S等轻组分在PIRC-423的控制下去燃料气系统，塔底馏分用稳定塔进出料换热器E-408进行冷却，由塔釜液位调节阀LIC-412控制，送往芳烃抽提单元作原料。稳定塔再沸器的热源主要由二段

36、反应器出口物料的余热提供，灵敏板温度用TIRC-424调节热物料进入再沸器E-406的流量来控制。5.9 C8加氢系统C8一段加氢的目的是将C8馏分中的双烯烃和苯乙烯进行加氢，反应的入口温度控制在3096，反应压力为2.6Mpa。来自C8分离塔顶的C8馏分经过分水罐D-231脱除水后，进入C8分水缓冲罐D-206，从水包排放出水分。C8馏分用C8馏分一段加氢进料泵P-202A/B抽出加压后，在尽力进料调节阀FIRC-222控制下，进入C8混合器M-202，与反应后的物料混合后，从一C8段加氢反应器R-202顶部进入，界区来的新鲜氢气也从反应器顶部进入，物料与氢气经感应器顶部的分配器混合通过催化

37、剂床层，进行一段加氢反应，得到加氢C8。加氢C8经闪蒸罐D-207进行气液分离，分离出的气体（含氮气）经C8气相出料冷却器E-203送往一段循环气压缩机C-701A/B，液体的一部分由P-204A/B加压，经C8一段加氢循环冷却器E-204冷却后，返回C8一段加氢反应器R-202入口，作为反应器的循环物料，另一部分液体（加氢C8）经产品冷却器E-205冷却后出界区作调和汽油。5.10切割系统由加氢单元稳定塔T-401送来的加氢汽油C6、C7馏分(温度104、压力0.46Mpa),直接进入切割塔F-501进行C6、C7馏分的分离，进料量约25.4t/h。轻组分馏分由塔顶蒸出，经切割塔冷凝器E-5

38、02、后冷器E-503冷却至45后，进入切割塔回流罐D-501，D-501压力控制在0.1050.11Mpa,凝液经过切割塔回流泵P-502A/B，一部分用FIC-503控制作为回流返回塔顶，回流比1.43，剩余的冷凝液作为抽提原料，进入苯馏分进料缓冲罐D-601SA。全凝为C7馏分，经切割塔再沸器E-501用低压蒸汽（0.8 MpaG）加热，塔釜液位通过LIC-501调节塔釜出料量进行控制。塔压由PIRCA-510与TIRC-501连锁控制。5.11抽提蒸馏塔系统抽提蒸馏塔的作用是利用溶剂分离芳烃和非芳烃的主要设备，在塔内溶剂与进料烃类进行多级抽提精馏，使芳烃与非芳烃分离，塔的上半部分为抽提

39、精馏段，下半部分为芳烃提浓段。塔顶得到非芳烃抽余油。塔底得到富含芳烃的富溶剂。为了便于操作控制，该塔不设回流，抽提蒸馏塔有四段进料，两股原料两股溶剂。抽提原料馏分来自本装置罐区D-601A，经泵P0601A/B升压，苯馏分预加热器E-632预热至80后，由TIRC-607控制温度、FIRC-609调节进料流量，大约以18.7t/h（苯抽提工况，苯/甲苯抽提工况为12.6t/h）进入抽提蒸馏塔T=601的下段第71块板位置。抽提原料甲苯馏分来自本装置罐区D-601B,经泵P-637A/B升压后，甲苯馏分预加热器E-633预热至65后，由TRC-606控制温度，FIRC-608调节进料流量，大约以

40、10.0t/h进入抽提蒸馏塔T-601的下段第41块板位置。来自汽提塔T-602塔釜的热贫溶剂，温度188，分成60与40两路。（原设计为45、55）60一路的贫溶剂经汽提塔中段换热器E-65后，再经E-639预热苯塔进料，经热苯馏分进料、E-633预热甲苯馏分进料后，至溶剂空冷器EA-601，将贫溶剂冷却到125进入抽提蒸馏F-601的上段第17块板位置。40一路的贫溶剂进入溶剂闪蒸罐D-631闪蒸，得到纯度为99.6的净化溶剂，净化溶剂经非芳烃蒸馏再沸器E-638后，再去脱戊烷塔进料预热器E-111预热加氢单元的原料一裂解汽油，最后回到净化溶剂空冷器EA-603，将溶剂冷却到100进入抽提

41、蒸馏塔T-601的上段第1或12、17块板位置。在抽提蒸馏塔内经过多级平衡，芳烃组分富集在溶剂相中从塔底排出，直接进入汽提塔T-602，非芳烃组分从塔顶流出，直接进入非芳烃蒸馏塔T-603。为确保抽提分离的质量与收率，应确定NFM溶剂量（贫溶剂FIRC-601+净化溶剂FIRC-606）比进料量（苯馏分FIRC-609+甲苯馏分FIRC-608）为4.55.5:1。同时，贫溶剂进料线上设置副回路FFIRC-602流量调节，其最大流量为主流量的10，且受T-601塔灵敏板温度的控制。抽提蒸馏塔再沸器E-634采用高压蒸汽3.4MpaG为系统提供蒸馏所需的热量，高压蒸汽的流量采用主副双回路调节控制

42、。主回路蒸汽量由FIRC-604调节，可受进料量控制，副回路蒸汽量由FFIRC-603调节，可受塔内灵敏板温度控制。高压蒸汽在E-634内冷凝后进入其凝液罐D-635A，用LICA-641控制外送凝液量，保持罐液位稳定。5.12汽提塔系统汽提塔的主要作用：是将抽提蒸馏塔底流出的富溶剂进行减压蒸馏，使芳烃和溶剂分离，贫溶剂循环使用。该塔采用减压蒸馏的目的是为降低塔釜的温度，使塔能在较低的温度下操作，减少溶剂的分解聚合的可能性。来自T-601塔底富溶剂经抽提蒸馏塔底泵P-631A/B升压后，在塔釜液位LIRCA-605与流量FIRC-607的串级控制下，从汽提塔T-602第19块板进入，塔顶馏出物

43、为芳烃蒸汽，经汽提塔空冷器EA-604、后冷器E-605冷凝冷却到40后进入汽提塔回流罐D-603，凝液经汽提塔回流泵P-6003A/B，一部分在温差TDIC-633与流量FIRC-619的串级控制下，作为回流返回罐顶，回流比0.44。另一部分在D-603液位LIRC-606的控制下，视操作情况的不同，可去如下的若干地方：（1）芳烃缓冲罐D-614（2）芳烃水洗罐D-633（3）白土塔T-605A/B（4）苯检验罐D-631A/B/C（5）抽提进料缓冲罐D-601A（6）白土塔T-605D主要是考虑操作的需要，如苯、甲苯不同抽提的要求。汽提塔T-602采用负压操作0.004Mpa，其真空度由真

44、空泵P-616A/B/C提供，压力调节由PIRC-611控制。汽提塔再沸器E-607采用高压蒸汽3.4Mpa为该系统提供汽提所需要的热量，用FIRC-610控制进入E-607加热蒸汽量，蒸汽在E-607内冷凝后进入其凝液罐D-635B，用LICA-642控制外送凝液量，保持罐液位稳定。5.13溶剂闪蒸系统汽提塔釜的贫溶剂，其中40用泵P-639A/B送至溶剂闪蒸罐D-631进行绝热闪蒸。闪蒸罐为负压操作，比汽提塔压力更低0.027Mpa，以便回收溶剂中残余的芳烃。通过PV-615调节抽真空系统的回流气量，将罐内压力控制在0.0027Mpa,闪蒸罐的液位由LIRC-610与溶剂进料流量调节阀FV

45、-612进行串级调节。闪蒸罐顶得到溶剂及芳烃的混合物，经闪蒸冷却器E-636冷却到40后，进入闪蒸罐顶罐D-632塔，罐内的液位LIRCA-612靠出料量调节阀FV-616进行非线性控制。闪蒸罐顶的净化溶剂通过闪蒸罐底泵P-632，一小部分靠FV-615以2t/h流量送入溶剂再生塔T-604进行再生，大部分作为净化溶剂回到抽提蒸馏塔的顶部循环使用。闪蒸罐底泵P-632及汽提塔底泵P-602A/B三台泵两开一备。5.14非芳烃蒸馏塔系统非芳烃蒸馏的主要作用是：对来自抽提蒸馏塔顶的非芳烃进行蒸馏，以回收非芳烃所携带的少量溶剂，获得洁净的非芳烃（抽余油）副产品。来自T-601塔顶的气相，直接进入非芳

46、烃蒸馏塔T-603，从第10块塔板进料。非芳蒸馏塔为微正压操作，通过PV-656A及PV-658两调节阀进行分程调节，将塔顶压力控制在0.14Mpa，塔顶产出的非芳烃经空冷器EA-631及；冷凝器E-637冷却到40后，流入非芳烃蒸馏塔回流罐D-614，罐内液位靠抽余油的出料调节阀LV-616来控制，通过非芳烃蒸馏塔回流泵P-617A/B，一部分作为塔T-603的回流，另一部分作为副产品送往界区。抽余油管线上同时没有开车循环线。因T-603塔釜空间不足，故塔釜再沸器E-638设计釜式再沸器，并在再沸器内部增加了缓冲空间，以全部的液位LIRCA-614与釜溶剂的出料流量调节阀FV-620进行非线

47、性分程调节，将T-603的塔釜温度控制在124,E-638内的物料经非芳蒸馏塔底泵P-634A/B抽出，返回到T-603塔底进行循环，当塔底积累的溶剂较多少，送到T-601塔的苯馏分进料线上，进入T-601塔。5.15溶剂再生系统溶剂再生塔T-604实际上是一个减压下操作的蒸发器，用于再生溶剂，再生流量为2t/h，由泵P-632送至再生系统，与T-604塔釜上部，与回流的冷凝剂逆流接触，由泵P-609A/B抽出，一部分作为补充溶剂返回抽提系统T-602塔，其中还分出一小股去真空系统作液环真空泵的密封液用，另一部分再生溶剂冷却器E-610A/B冷却后由FIRC-626定流量控制作为塔回流。溶剂再

48、生塔T-604采用负压操作0.01Mpa,其中真空度由真空泵P-616A/B/C提供，压力调节由FIRC-628控制。再生塔的再沸器E-609采用高压蒸汽3.4Mpa进行加热，并采用强制循环，塔釜物料由塔釜循环泵P-608A/B抽出，送到E-609进行换热 。5.16芳烃水洗缓冲系统为了除去汽提塔顶芳烃中的微量溶剂，特设芳烃水洗系统。由汽提塔回流泵P-603A/B送来的芳烃与界区来的精制水（二级脱盐水）500Kg/h，在混合器M-601中充分混合之后，进入苯芳烃水洗罐D-633，该罐为满液操作，界面由LIDCA-622调节。油相从罐顶溢出流入芳烃缓冲罐D-634进行自然沉降，得到不含NFM和水

49、的纯芳烃。用泵P-636A/B将其打倒苯进料换热器E-639，与汽提塔底来的贫溶剂进行换热，将芳烃预热到130后去苯塔进一步精馏。水相（含少量NFM）排污。5.17抽真空系统芳烃抽提单元有如下三处真空操作：（1）汽提塔T-602(压力0.04Mpa)（2）溶剂闪蒸罐D-631(压力0.02Mpa)（3）溶剂再生塔T-604(压力0.01Mpa)真空度全部由抽真空泵P-616A/B/C提供，采用液环式真空泵，用净化溶剂作密封循环液。汽提塔溶剂闪蒸罐及溶剂再生塔的真空度分别靠抽D-603(汽提塔回流罐)、D-632闪蒸罐及T-604塔顶部凝气而产生，压力通过阀PV-61、PV-615、PV-628

50、调节抽真空系统的回流气量控制。抽真空缓冲罐D-611放空尾气在安全外排如大气。D-611的液位由LIRCAS-627调节，液位高时阀LV-627A打开溶剂，液位低时阀LV-627B打开补充溶剂。抽真空系统在流程设计上亦非常灵活，三处真空操作前二处T-602、D-631为连续操作，各组分别用一台真空泵，此时三台抽真空泵为二开亦备，当溶剂需要再生时，T-604开始运行，它可以分别和T-602、D-631共用一台真空泵，三台抽真空泵仍为二开一备，液可以独自用一台真空泵，即三台同时操作。5.18芳烃精馏系统来自汽提塔T-602顶的芳烃冷凝、水洗、预热至130进入苯塔T-606中部第24块塔板进行精馏。

51、塔顶汽项经过空冷器EA-614A/B、水冷器E-616冷凝、冷却后进行回流罐D-608用回流泵P-612A/B抽出后，在FIRC-639的控制下返回到第一块塔板，当塔顶积累的非芳烃较多时，利用FIRC-639将一部分物料返回到抽提进料缓冲罐D-601A。苯塔产品从苯塔第5块塔板采出，由温差控制TDIC-678串级FIRC-637控制采出量，经水冷器E-615冷却后，进入侧线缓冲罐D-615，由苯泵P-611A/B抽出，送到白土塔T-605脱除微量碱氮后，送至苯产品罐D-613A/B/C。苯塔的再沸器E-613用低压蒸汽0.8Mpa加热，由FIRC-635控制加热蒸汽量。苯塔存在二种工况：其一，

52、苯抽提时，进料中甲苯含量极低，塔釜不采出，当积累甲苯过多时，不应定期采出釜液。其二，苯/甲苯抽提时，进料为苯和甲苯，此时，塔釜的采出量由LIRCSA-629单独调节。塔顶操作压力0.13Mpa上的调节阀PV-646A/B维持，苯塔的回流量由FIRC-636与LIRCA串级调节，流量大约3300Kg/h，通常情况下全回流。当非芳烃含量高时，拔顶苯返回抽提原料缓冲罐D-601A。侧线苯产品经水冷器E-615冷却后，由苯泵P-611A/B送至苯检验罐D-613A/B/C，流量为13.5T/H。塔釜操作压力0.17MpaG，操作温度134，塔釜甲苯产品在FIRC-655的控制下，进入到甲苯塔T-607

53、的第一块塔板，塔顶汽顶直接返回到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,脱除其中所含的微量碱氮杂质后，经甲苯冷却器E-617冷却后，至本装置罐区甲苯罐D-618A/B。甲苯塔的再沸器E-641用低压蒸汽0.8MpaG加热，由FIRC-656控制加热蒸汽量。苯乙烯装置6制苯装置产品去向制苯装置自用燃料C8抽余油甲苯燃料气C9C5化学品事业部间甲酚装置化学品事业部分酮装置氮气裂解汽油罐区6.1预分馏单元主要影响因素及调节方法：质量问题问题原因解决方法T-101塔底物料初馏点温度高，C5馏分中苯含量高（1）塔底温度高（2）塔压低（3）回流比低（1）减少E10

54、2蒸汽量降低塔底温度（2）减少塔顶放空量，调节塔顶冷却系统负减少E07冷却水量或关小空气百叶窗（3）增大回流比T101塔底物料初馏点低（1）塔底温度低（2）塔压高（1）增大E104换热器蒸汽量提高塔底温度（2）增大回流罐放空量，调节塔顶冷却系统，开打空冷百叶窗，增大E107冷却水量加氢进料中砷含量高（1）脱砷剂注入量少（2）脱砷剂失效（1）调节增大脱砷剂注入量（2）切换脱砷罐或更换脱砷剂T102塔塔顶物料终馏点高（1）T102塔底温度高（2）T102塔压低（3）回流量小（1）减少E104再沸器蒸汽量，降低塔底温度（2）减少J101蒸汽喷射泵蒸汽量（3）增大回流量T103塔塔顶物料终馏点高（1）

55、T103塔底温度高（2）T103塔压低（3）回流量小（1）减少E109再沸器蒸汽量，降低塔底温度（2）减少J102蒸汽喷射泵蒸汽量（3）增大回流量6.2加氢反应部分及稳定塔系统影响因素及调节方法一段加氢油双烯、溴价不合格（1）一段反应器温度低（2）催化剂使用后期失 活（1）调节TIC230提高反应器的入口温度（2）对催化剂进行再生或更换新的催化剂C8加氢双烯、溴价不合格（1）C8加氢反应器温度低（2）催化剂使用后期失 活（1）调节TIC253提高反应器的入口温度（2）对催化剂再生或更换新的催化剂二段加氢油双烯、溴价不合格（1）二段加氢反应器温度低（2）催化剂使用后期失活（1）调整加热炉T301

56、提高反应器入口温度（2）对催化剂再生或更换新的催化剂二段加氢油硫含量不合格（1）二段反应器温度低（2）催化剂失活（3）T401塔温度低（1）调节TIC232提高反应器入口温度（2）对催化剂进行再生或更换新催化剂（3）提高T401塔的温度稳定塔塔顶放空气体中苯含量高（1）稳定塔塔顶温度高（2）稳定塔塔压低（3）回流比过小（1）减少E406再沸器加热量，降低塔釜温度（2）减少E411罐放空量提高塔压（3）增大回流比6.3抽提系统主要影响因素及调节方法T602塔顶苯含量不合格（1）溶剂比过大（2）T601塔釜温度低（1）降低溶剂比（2）提供高塔釜温度抽余油中芳烃含量高（1）溶剂比小（1）加大溶剂比（

57、2）贫溶剂温度高（2）降低贫溶剂温度（3）净化溶剂温度高（3）降低净化溶剂温度（4）T601顶温度高（4）适量降低顶温（5）贫溶剂含苯（5）适当提高T602塔釜温度（6）净化溶剂中含苯（6）适当降低D631罐压力苯酸洗比不合格（1）白土活性降低（1）切换备用白土塔（2）检查原料中的溴价（3）更换合格的原料苯总氢不合格（1）白土活性降低（1）切换备用白土塔T606塔侧线采出苯带甲苯（1）回流小，温差大（2）采出量过大（3）塔底温度高（1）增大回流，降低温度（2）减少采出量（3）适量减少加热蒸汽量，降低塔釜灵敏板温度T501塔顶带甲苯（1）塔顶温度高（2）塔压低（3）回流量小（1）适当减少E501蒸汽量，降低灵敏板温度（2）提高操作压力（3）适当增大回流量T501塔底苯含量高（1）塔釜温度低（2）塔压高（3）回流量大（1）适当增加E501蒸汽量，升高灵敏板温度（2）降低操作压力（3）适当降低回流量7.三废处理进料缓冲罐排气、脱戊烷