苯加氢工艺流程

1、.××××化工有限公司10 万吨 /年粗苯加氢精制装置工艺流程2008 年 10 月份'.第一章工艺流程说明1. 加氢 100 单元1.1 概述加氢 100 单元包括蒸发部分，反应部分，和稳定塔。蒸发部分主要包括预蒸发器E-101A/E 和带有多段蒸发器重沸器E-102A/B 的多段蒸发器T-101。预反应器 R-101 和带有主反应器加热炉H-101 的主反应器R-102 构成反应部分的关键设备。原料（焦化轻油=COLO ）在反应部分进行处理，像硫、氧和氮化合物杂质，在升温和加压下经过催化剂加氢处理掉。另外，导致形成聚合物和结焦的不饱和碳氢物，

2、石蜡和二烯烃变成饱和。芳香烃几乎完全保存下来。所需要的新鲜氢气由制氢单元提供。通过换热器的特殊结构来回收热量，用反应后的出料作为一个热源。1.2 工艺描述焦化轻油（ COLO ）由罐区粗苯罐V-6101A/B/C/D ，经粗苯泵送到主装置区。首先经原料过滤器 F-101A/B （过滤器的作用是除掉可能在焦化轻油中存在的固体颗粒和聚合体）进入原料缓冲槽V-101 ，然后流到原料泵P-101A/B 。经过这个泵，原料被升压到大约3.35Mpa （ g）操作压力，与从循环气压缩机 C-102A/B 来的循环气体混合，通过预蒸发器的混合喷嘴J-101A 进入预蒸发器E-101A 中，在预蒸发器 E-1

3、01A-E 中原料与主反应物流逆向预热和部分蒸发，然后通过多段蒸发器重沸器的混合喷嘴J-102 送到多段蒸发器的底部。多段蒸发器底部操作压力大约是2.77/3.05 Mpa （ g）（SOR,CaseB/EOR,CaseC）和操作温度大约是209（ CaseA）到 213（ CaseC）。蒸发所需总热量是由被反应物料加热的多段蒸发器重沸器E-102A/B来提供。最底塔盘下的液体在多段蒸发器混合喷嘴J-103 与从隔阻器来的蒸气混合，喷回塔内。少量的焦化轻油（大约是总原料量的10%）作为回流送入多段蒸发器的顶部。为了避免物料进一步处理的任何困难，从底部将一定量的高沸点化合物作为残油排出。残油被释

4、放到残油闪蒸槽V-103 ，在大约 0.2 Mpa（ g ）低压下轻馏分被闪蒸出以蒸气形式送回到原料缓冲槽V-101 。剩余的高沸点液体通过残油泵P-105A/B 送出界区。从多段蒸发器T-101 顶部出来蒸气状的物料经过蒸发加热器E-103 逆向被反应物料进一步加热。然后以最低198（ SOR,CaseA）到 219（ EOR,CaseA ）送到预反应器R-101 的底部。逆流而上经过催化剂床层，在活性很高的NiMo 催化剂上二烯烃和苯乙烯基本上被饱和。由于是放热反应,反应器出口温度上升到大约210-230，这取决于催化剂使用周期和进口温度。预反应器物料的温度通过E-103 由主反应器产品物

5、料来控制。高沸点液体化合物从R-101 底部抽出送到残油闪蒸槽V-103。预反应器出来的物料通过主反应器换热器E-104 被主反应物料加热，然后在主反应加热炉H-101 中进一步加热。主反应器顶部的进口温度在280（ SOR,allCases）到 343（ EOR,CaseB）之间变动。考虑到新催化剂开工，由于催化剂高活性可以将主反应器进口温度降到大约260。此外，假如开工和催化剂再生时也用H-101 。在 R-102，物料从上而下经过CoMo 催化剂床层，发生脱硫、脱氮和烯烃饱和。由于放热反应，反应器的出口温度上升到308（ SOR,Case B）和 370（EOR all Cases），氢

6、气的分压最低为1.81Mpa(a) 。在预反应器R-101 中，二硫化碳、包括少量的硫组分和聚合体像烯烃和苯乙烯形成的化合物通过在硫化过的NiMo 催化剂加氢处理去掉，催化剂的活性温度范围为185-230。主要反应如下：烯烃和其它不饱和碳氢物的转化环戊二烯 +氢气 =环戊烯烃C5H6+H2=C5H8环己二烯 +氢气 =环己烯烃C6H8+H2=C6H10'.其它二烯烃 +氢气 =单烯烃CnH2n-2+H2=CnH2n苯乙烯 +氢气 =乙基苯C8H8+H2=C8H10茚 +氢气 =二氢化茚C9H8+H2=C9H10甲基 -苯乙烯 +氢气 =甲基 -乙基苯C9H10+H2=C9H12硫化物的

7、加氢二硫化碳 +氢气 =甲烷 +硫化氢CS2+4H2=CH4乙基硫醇 +氢气 =乙烷 +硫化氢C2H6S+H2=C2H6+H2S预反应器物料通过主反应器 R-102 中专门硫化过的 CoMo 催化剂进行加氢处理，不饱和烯烃和相应的不饱和化合物完全反应。主要是噻吩的硫化物、氧化物和氮组分转化为碳氢物、硫化氢、水和氨。为了避免产量损失，芳香环抑制加氢。主要的反应如下：直链烯烃和带有支链烯烃的饱和单烯烃 +氢气 =烷烃CnH2n+H2=CnH2n+2环烯烃的饱和单环烯烃 +氢气 =环烷烃CnH2n-2+H2=CnH2n硫化物加氢C4H4S+4H2=C4H10+H2S氧化物的加氢酚 +氢气 =苯+水C

8、6H6O+H2=C6H6+ H2O氧茚 +氢气 =乙基苯 +水C8H6O+3H2=C8H10+ H2O氮化物的加氢嘧啶 +氢气 =戊烷 +氨C5H5N+5H2=C5H12+NH3吡咯 +氢气 =丁烷 +氨C4H5N+4H2=C4H10+NH3甲基吡啶 +氢气 =己烷 +氨C6H7N+5H2=C6H14+NH3芳香烃加氢（不希望的反应）苯 +氢气 =环己烷C6H6+3H2=C6H12甲苯 +氢气 =甲基环己烷C7H8+3H2=C7H14乙基苯 +氢气 =乙基环己烷C8H10+3H2=C8H16其它芳香烃 +氢气 =其它环己烷CnH2n-6+3H2=CnH2n'.在操作周期期间，反应器 R

9、-101 和 R-102 中催化剂活性将降低。在脱焦操作期间，利用蒸汽和空气燃烧催化剂上的沉淀物可以恢复全部活性。主反应产品物料经过换热器E-104 ， E-103， E-102A/B 冷却，并在E-101A-E 部分冷凝。通过软水泵 P-102A/B 连续将软水缓冲槽 V-104 来的软水注入， 来溶解 E-101C,E-101B 和 E-101A 下游中像 NH4Cl和 NH4HS 这样盐的沉积物。通过反应产品冷却器E-106 反应物料最后将冷却到40。随后物流在分离器V-102 中分离成气相和两个液相。由注入水产生的累积的废水主要从分离器的分水包中抽出并排出界区。通过循环气捕集槽V-10

10、5 ，气相作为循环气送到循环气压缩机C-102A/B 。在压缩到所要求的压力大约3.3/3.4Mpa(a)(SOR/EOR) 后，循环气体再流回到反应部分。通过提供反应部分的新氢气来控制反应的压力。新氢气由制氢单元供应。新氢气经过补充氢气压缩机C-101A/B压缩达到大约2.3Mpa(g), 然后通过V-105 送到循环气体压缩机C-102A/B 。分离器 V-102 中液相碳氢物在稳定塔物料预热器E-107 中开始预先加热到大约100，随后送到稳定塔 T-102。稳定塔 T-102 在大约 0.5 Mpa(g) 压力和相应的顶部温度大约 90下运行。 T-102 底部条件是大约 0.52 M

11、pa(g) 和 158。必要的外部热量通过热油加热稳定塔再沸器E-108 来提供。从稳定塔顶部离开的溶解气和产品蒸气在稳定塔冷凝器E-109 部分冷凝和冷却到大约67，送到稳定塔的回流槽V-106 。在此，气体从液相中分离出来送到稳定塔排放气冷却器E-110 进一步冷却和分离少量冷凝的碳氢物。最终稳定塔的排放气送出界区。收集到V-106 分水包中少量的废水送到界区外的废水处理。稳定塔回流槽V-106 中的液体产品通过稳定塔回流泵P-103A/B 作为回流送回到稳定塔的顶部。从稳定塔底部抽出的BTX 馏分通过稳定塔物料预热器E-107 加热稳定塔的进料， 再送到预蒸馏200单元。2.3 预蒸馏

12、200 单元概述合同工厂由下面部分构成：预蒸馏塔 T-201热油系统原料部分， 100 单元加氢处理BTXS 物料在 200 单元加工处理，适当的苯 /甲苯部分被回收作为萃取蒸馏300 单元的物料。底部物料直接送到二甲苯蒸发400 单元。工艺过程描述看工艺流程图UBS-VT-FB-00005,UBS-VT-FB-00011。预蒸馏塔T-201从加氢精制100 单元来的BTXS 物料通过流量控制直接送到预蒸馏200 单元。在预蒸馏200 单元，加氢处理BTXS 物料分离成塔顶部的相当于BT 馏份苯 /甲苯和塔底部的相当于 XS 馏份二甲苯。蒸馏在塔顶大约0.064Mpa(g) 压力下运行。从塔顶

13、来的BT 蒸气在预蒸馏冷凝器E-203 冷凝，收集到预蒸馏回流槽V-202 中。通过预蒸馏回流泵 P-202A/B 将蒸馏所要求的回流送回到预蒸馏塔T-201。剩余的 BT 馏份通过泵P-202A/B 直接送到萃取蒸馏300 单元的塔T-301 中，对纯苯和甲苯进行回收。预蒸馏塔 T-201 底部通过预蒸馏重沸器 E-202 被加热到大约 190（ Case B）-197 (Case C)。底部产品 XS 馏份通过预蒸馏底部泵 P-201A/B 送到二甲苯塔 T-401,回收混合二甲苯。热油系统工艺过程所需要的热是通过一个单独热油系统来提供的。这个热油系统是一个封闭的循环系统，加热粗苯精制中一

14、些设备消耗。热油系统PK-201 单元包括加热油炉（PK-201-H01 ）、燃料气K.O 槽（ PK-201-V01 ）、燃料气过滤'.器（ PK-201-F01 ）、热油过滤器（ PK-201-F02a/ab ）、热油膨胀 / 存贮槽（ PK-201-V02 ）、热油排放槽（PK-201-V03 ）、热油循环泵和（ PK-201-P01A/B/C, PK-201-P02A/B, PK-201-P03A/B ）和热油填充泵（ PK-201-P04 ）。合成热交换液体T55 用作热油。 T55 提供了包括热稳定性和低蒸气压的高温性能。以大约 240温度从不同消耗者回来的热油首先进入热油

15、的循环泵PK-201-P01A/B/C 。常设的过滤器 （ PK-201-F02 A/B ）安装在这些泵的旁路，允许过滤少量液体回到泵入口。热油送到热油加热炉（PK-201-H01 ），加热到280。热油流量达到大约686m3/h。燃烧器点燃焦炉煤气和由燃烧空气鼓风机（PK-201-C01A/B ）提供的空气。工艺过程最大的吸收热大约为15.0MW 。在炉有效率最小为85% 下，燃烧炉的负载为17.7 MW 。由于多个消耗者不同的温度标准，安装了一个三回路系统。热油的最高温度是由带有热油进口温度达到 280（回路 1）的汽提塔重沸器E-308 和二甲苯塔重沸器E-401 来决定的。因而，热油炉

16、 PK-201-H01出口最高温度选择为280。回路 2 的热消耗者是预蒸馏重沸器E-202，萃取蒸馏重沸器E-303 和溶剂再生蒸发器E-316 。为了排除形成油膜温度的风险，热油供应250温度被考虑，这通过热油循环泵（PK-201-P02A/B ）加入冷的热油来完成。由于同样的原因，第三回路（回路3）在热油进口温度200下运行，准备给稳定塔再沸器E-108和 BT 塔再沸器 E-312 提供所需要的热量。 通过热油循环泵 （PK-201-P03A/B ）加入冷的热油来达到回路 3 中热油温度 200。热油膨胀 /存贮槽（ PK-201-V02 ）是由一个放置在存贮槽上面的膨胀槽构成。膨胀槽

17、容许热油的膨胀和排放热油老化过程中产生的低沸点成份。槽以一定的海拔放置在循环泵的上游，以至于槽正常水平面位于系统中最高点。存贮槽能够容纳热油系统的整个总量。热油膨胀/ 存贮槽需要氮气来密封。为了避免在低温下增加热油的粘性，热油存贮槽由外部低压蒸汽盘管加热。在回路中所有的低点都与热油排放槽PK-201-V03 相连。排放槽配有液下热油填充泵PK-201-P04 ，通过该泵热油可以回到热油存贮槽。热油填充泵也可以用来补充回路热油。需要用氮气密封。热油排放槽配有外部低压蒸汽盘管。2.4 萃取蒸馏300 单元概述BT 萃取蒸馏300 单元的物料是上游的预蒸馏塔T-201 的顶部 BT 馏份，直接来源于

18、200 单元。单元物料包括苯、甲苯和非芳香烃。在萃取蒸馏单元，通过溶剂甲酰吗啉将苯和甲苯与非芳香烃分离。通过加入甲酰吗啉作为溶剂，使蒸气压力改变，通过蒸发非芳香烃能从芳香烃（苯和甲苯）中除去。合同工厂300 单元包括下面部分：B/T 萃取蒸馏塔汽提塔溶剂再生真空单元BT 塔萃取蒸馏塔（ED- 塔）顶部蒸气中的少量溶剂通过分馏法从非芳香烃中分离出去。ED- 塔的底部产品是由包括芳香烃和很少量非芳香烃的溶剂（富溶剂） 构成，送到汽提塔T-302 中。在汽提塔中，在真空下通过蒸馏纯芳香烃作为顶部产品产出。从汽提塔底部出来的汽提热溶剂（贫溶剂）送到一些换热器换热，最后循环回到萃取蒸馏塔的顶部。部分贫溶

19、剂间歇性的送到溶剂再生槽，真空下将少量的高沸点产品蒸馏出。再生溶剂回到溶剂回路。浓缩的高沸点产品 / 聚合体间断地装到桶内。开始填充的新鲜溶剂和补充溶剂存贮在新溶剂槽V-502 中，通过新溶剂泵P-502 送入工艺过程中。'.从汽提塔顶部来得BT 馏份 (纯芳香烃 )送到 BT 塔 T-303,在 BT 塔中纯苯作为顶部产品回收。顶部蒸气在 BT 塔冷凝器E-313 冷凝，通过BT-塔回流泵P-306A/B 一部分打回流，一部分在苯冷却器E-315中冷却后送出界外。在塔的底部回收纯甲苯，经甲苯冷却器E-314 冷却后送出界区。伍德的萃取蒸馏过程的工艺特性（莫非兰）莫非兰工艺的一个特性就

20、是用在很多方面优于传统溶剂的甲酰吗啉（啉的优点描述如下：N- 甲酰吗啉CH 2CH24-甲酰吗啉ONC4-吗啉羧基醛CH2CH 2甲酰吗啉结构选择性和溶剂有效性最佳结合：NFM ）作为溶剂。N-甲酰吗HO溶剂的高选择性和有效性是有效萃取蒸馏的先决条件。这些是N-甲酰吗啉的显著特性。因此，从分别含有高残留组分的物料中回收高纯度的芳香烃是可能的，这以前仅可以通过昂贵的液液萃取来做的。涉及到高纯度芳香烃回收的一个问题是石蜡和烷烃杂质的分离，这些杂质和芳香烃有同样范围的沸点，经常形成共沸化合物。如果要求高产量和高纯度，这个问题不能通过简单蒸发来经济地解决。在莫非兰萃取蒸馏工艺中，甲酰吗啉的高选择性和有

21、效性结合改变了物料成分的蒸气压力，石蜡、烷烃以这样方式通过蒸发除掉。和目前所用的其它提纯过程如液-液萃取、 加压蒸馏、共沸蒸馏或结晶化比较，采用N- 甲酰吗啉的萃取蒸馏提供了一个解决很多分离问题的最佳方法。持久的热稳定性：在 220连续操作下， N- 甲酰吗啉允许 76×103Kj(18000kcal)/m 2/hr 的热交换率。无腐蚀影响：N- 甲酰吗啉显弱碱性。与水1： 1 混合的样本PH 值为 8.6。在连续操作中，这个PH 值不会改变。在设备中没腐蚀发生。 这样碳钢始终可以被用。 在相似的条件下， 很多溶剂用到现在形成了酸性分解物，这会产生腐蚀。好的化学稳定性：溶剂对聚合或结

22、胶的敏感性是极其低的。溶剂消耗和溶剂再生费用也相应的很低。尽管在通常情况下，物料中不包含氯化物，它们仅仅可能通过作液压试验的水进入循环中，但在NFM 循环中积累了氯化物。NFM 循环中，氯化物会引起腐蚀增加。过程中用于水压试验和冲洗的水在NFM 加入前应可能彻底从过程中除掉。在操作过程中， 水会导致 NFM 分解。无毒性 :N- 甲酰吗啉几乎没有毒。这是进行田鼠、老鼠和兔子试验的结果。N- 甲酰吗啉也没有刺激影响。通过微生物的生物分解试验，表明N- 甲酰吗啉对废水提纯单元生态没有毒害影响。低价格：N- 甲酰吗啉以有利的价格进行大规模生产。自从 1969 年来，在商业化规模工厂甲酰吗啉作为溶剂用

23、，取得了很大成功。N- 甲酰吗啉在欧盟、美国和日本注册。N- 甲酰吗啉由BAST AG 生产。其它特性：在页底图表 1 显示了 NFM 的一些物理数据和特性。 从安全观点来说， 闪点和自燃点是如此高以至于没必要去采取具体措施。分子量115沸点 (1.013bar)243熔点23密度 (在 20 )1153kg/m 3'.闪点125自燃点370PH- 值 (与水 1:1 混合 ) 8.6热熔 :在 20 =1.76kj/kg k在 50 =1.84kj/kg k在 100 =2.01kj/kg k在 150 =2.22kj/kg k在沸点 (1.013bar) 的汽化热 : 443.8

24、kj/kg折射指数 nD 25: 1.484粘度 (30 ): 6.68cp; 5.85cst与苯和甲苯任意比混合，与水任意比混合，不与C6-C9-碳氢物形成共沸物图表1：N- 甲酰吗啉（ NFM ）的特性纯 NFM 的温度不允许下降到大约30以下，因为这有凝固的危险。如果必要，通过用芳香烃稀释可以降低凝固点（看下面图表2）。252015105C° 0.pm-5eTn-10oitacif-15idiloS -20-25-30-350%10%20%30%40%50%60%70%80%90%100%wt. N-formylmorpholine (NFM)图表 2：在大气压下N- 甲酰吗啉

25、（ NFM ）的凝固点工艺过程描述看 PID 图:萃取蒸馏塔 T-301从 200 单元来的（ BT 馏份）物料在流量的控制下直接送到ED 塔 T-301 的中部。经过ED 进料预热器 E-301 ，物料与热贫溶剂换热被预加热到大约105。'.ED 塔 T-301 在顶部压力为大约 0.1Mpa(g) 下运行，并由两部分构成：萃取蒸馏发生的底部和通过分馏法从非芳香烃中回收溶剂的上部。在 ED 塔萃取蒸馏部分（底部），芳香烃（苯，甲苯）通过溶剂NFM 从非芳香烃中分离出。溶剂送入萃取蒸馏部分的顶部，而物料送入该部分的中部。分离所要求的溶剂条件是溶剂/ 物料比率约为6-7kgNFM/kgE

26、D- 物料，并ED 塔进口温度大约为120。所要求溶剂温度通过溶剂冷却器E-302 出口温度的控制来调整。从萃取蒸馏部分出来的蒸气包括了几乎全部的非芳香烃，较少的芳香烃和微量的溶剂。溶剂在 ED塔的溶剂回收部分（上部）回收。从 ED 塔 T-301 顶部出来不含NFM 的非芳香烃蒸气通过ED 冷凝器 E-306 冷凝，收集到ED 回流槽 V-301( 在大约 72 )。部分液态非芳香烃通过ED 回流泵 P-302A/B 作为回流送回到ED 塔 T-301 顶部，剩余部分通过非芳香烃冷却器E-307 冷却到 40并作为残油产品送出界区。为了循环非芳香烃到E-301 上游的 ED 塔物料管线，提供

27、一个附加管线。在大约 175下， ED 塔的底部产品由溶剂和溶解的芳香烃（富溶剂）构成。富溶剂通过ED 塔底部泵 P-301A/B 送到汽提塔T-302，为了从溶剂中提取芳香烃。对于 ED 塔萃取蒸馏所需要的热量通过ED 重沸器 E-304 和 E-305 与热贫溶剂换热和通过ED 重沸器 E-303 用热油来提供。汽提塔 T-302在汽提塔T-302，芳香烃（苯和甲苯） 在真空下通过蒸发从溶剂中分离出来。为了降低沸腾的温度，塔在塔顶压力大约为0.035Mpa(a) 下运行。通过这种方式，避免了NFM 的分解和降低了所要求的进口热量。加热底部到大约210所需要的热量是通过汽提塔重沸器E-308

28、 由热油提供给汽提塔底部的。以大约55从汽提塔顶部出来的芳香烃蒸气在汽提塔冷凝器E-310 冷凝，收集到汽提塔回流罐V-302。顶部的部分纯芳香烃（苯和甲苯）产品将送到BT 塔 T-303。冷凝的部分芳香烃作为回流送回到汽提塔T-302 的顶部。通过汽提回流泵P-304A/B ，回流液送回到塔中，起到在汽提塔顶部除去溶剂蒸气上升的作用。在物料进口处闪蒸蒸发的溶剂被芳香烃回流液洗涤，进而进入底部。提供一条到E-301 上游 ED 塔物料管线的附加管线，是为了循环部分或全部顶部产品（纯芳香烃和不合格产品）。从汽提塔底部抽出的汽提热贫溶剂通过汽提底部泵P-303A/B送到 ED 重沸器和ED 重沸器

29、（E-304 和 E-305）， BT 塔重沸器 E-317 和 ED 进料预热器E-301 进行热回收。最终，贫溶剂通过溶剂冷却器E-302 冷却到所要求的溶剂物料温度约120，送到 ED 塔 T-301 的顶部。汽提塔 T-302 真空是通过萃取蒸馏真空单元PK-301 产生的。过程中的NFM 溶剂用作液环真空泵的循环密封液。 为了去除密封液中吸收的苯/甲苯和降热， 通过真空单元的溶剂泵部分循环密封液送到汽提塔 T-302。等量的贫溶剂从贫溶剂循环系统中通过溶剂再生冷凝器E-311 送回到真空单元PK-301 。萃取蒸馏真空单元PK-301萃取蒸馏真空单元PK-301 产生汽提塔和溶剂再生

30、的真空。真空泵是用NFM 溶剂作为密封介质的液环泵。从溶剂冷却器E-302 来的少量 NFM 通过溶剂再生冷凝器E-311（在此用作冷却器）连续送到真空单元的溶剂槽。通过液位控制，多余的NFM从真空单元溶剂槽抽出，凭借真空单元的溶剂泵送到汽提塔 T-302。当再生停止时，仅一个液环真空泵在运转去维持汽提塔T-302 的真空。在正常操作下，第二个液环真空泵通常作为汽提系统的备用泵，或如果再生进行，该泵作为溶剂再生系统泵。'.加入到真空单元溶剂槽的氮气作为密封气体，替代放空管线中冷凝气和稀释泄漏到系统中任何气体。附加的氮气作为液环真空泵气体平衡器。真空单元溶剂槽的排放气释放到主反应器加热炉

31、 H-101 中烧掉。为了避免NFM 溶剂结晶，真空单元的所有管线和设备都必须保温和配有伴热。溶剂再生溶剂再生单元包含带有内部盘管热油加热溶剂再生蒸发器E-316 的溶剂再生槽V-303 和溶剂再生冷凝器 E-311。所需要的真空通过真空单元PK-301 中备用的液环真空泵来产生。除了根据操作中经验（NFM 的暗度）之外，工厂正常操作期间溶剂发生再生，通常一年进行两次（每次两周）。再生的频率和持续时间必须适当。对于再生，热贫溶剂的部分物料（汽提塔T-302 底部物料）间歇性的送到溶剂再生槽V-303 ，在真空（在再生最后阶段约为0.005Mpa(a) ）下从少量的高沸点物分解/聚合产品中蒸馏出

32、。从溶剂再生槽V-303 上升的再生溶剂蒸气在溶剂再生冷凝器E-311 冷凝，通过真空单元溶剂槽和真空单元的溶剂泵送回到溶剂回路中。溶剂再生槽V-303 浓缩的聚合体间歇性放入桶里。废物体积量很小，它可以在界区外分批烧掉或混合到重燃油中。溶剂再生冷凝器E-311 有两个作用：正常操作期间，真空单元密封液（循环溶剂）的冷却溶剂再生期间，附加作为再生溶剂的冷凝。溶剂再生单元的所有管线都必须保温和配有伴热。溶剂再生槽V-303 和溶剂再生冷凝器E-311 需要保温。持续提供的冷却水必须确保一个不达到NFM 凝固点（ 23）的温度。塔 T-303苯和甲苯分离通常是对BT 馏份（纯芳香烃）两相蒸馏，苯在

33、塔顶部回收，甲苯在塔的底部。来自汽提塔回流槽V-302 的 BT 馏份物流通过汽提回流泵P-304A/B 排出，以约51送到 BT 塔T-303。从 BT 塔 T-303 顶部约 97出来的纯苯蒸气在BT 塔冷凝器E-313 冷凝，液体收集在BT 塔的回流槽 V-304 中。蒸馏所需要的回流液通过BT 塔回流泵P-306A/B 送回塔内。苯产品通过苯冷却器E-315 送出界区。塔底部产品甲苯在约139下回收，通过BT 塔底部泵 P-305A/B 经过在甲苯冷却器E-314 最终冷却和粘土处理器R-301A/B 送出界区。通过在 BT 塔重沸器 E-312 用热油和在BT 塔重沸器 E-317

34、用贫溶剂使塔再沸。工艺特性萃取蒸馏塔萃取蒸馏部分用作分离芳香烃和包含在物料中的非芳香烃。这个分离在通常的蒸馏条件下是不可能完成。仅因为加入萃取蒸馏塔顶部N-甲酰吗啉溶剂的作用，芳香烃与非芳香烃选择性分离发生了。萃取剂 NFM 的作用是以它改变成分蒸气压力的特性为根据的。这意味着原先有低沸点或大约与非芳香烃有相同沸点的溶解在NFM 中的芳香烃， 降低挥发性， 因而可以在ED 塔 T-301 底部抽出。几乎不在 NFM 中溶解非芳香烃蒸气从萃取蒸馏部分顶部出来，进入ED 塔的溶剂回收部分。万一负荷变化，预先设定的溶剂比值不变。ED 塔的再沸、 ED 物料流量和贫溶剂流量通过内部相关控制回路直接控制

35、。操作 ED 塔的目标是：维持塔底部富溶剂中非芳香烃浓度在十分低的标准下来满足苯/甲苯萃取规定的质量。确保顶部产品中含芳香烃和溶剂成分尽可能的少，始终都在精制油质量规定范围内。如果原料物流的温度和溶剂比率保持常数（适用于物料成分不变），这个目标可以完成。从 ED 塔萃取蒸馏部分的顶部进入的萃取剂NFM 不是回流液，因为萃取剂自身基本不蒸发。萃取剂起到洗涤上升蒸气中芳香烃的作用，鉴于非芳香烃蒸气仅微量被溶解。在正常操作下， NFM 与碳氢物料必须成比例加入。'.ED 塔顶部蒸气的流量是由热平衡来决定的。温度轻微的改动将促使蒸气流量的改动很大。ED 塔的热平衡是很敏感的，当偏离平衡时，蒸气

36、流速会显著改变。在底部恒定的加热下，高贫溶剂物料温度或碳氢物料温度促使高蒸气流速。这意味，温度的精确控制是正常控制的最基本先决条件。ED 塔热油重沸的结果决定了塔顶部萃取蒸馏部分再吸收数量的状况。萃取蒸馏部分的顶部填料温度规定了那些条件，并可用来调节外部热量输入的基本要求。沿着 ED 塔的 NFM 、芳香烃和非芳香烃的混合物的组成分布对萃取蒸馏系统的操作有很大的影响。这将在下面显示图表3 中的苯、非芳香烃和NFM 例子中描述。对于一个给定的温度，有个组成范围，发生分离成两个液相。低于临界点，苯、非芳香烃和NFM的混合物相互间不再完全溶解，该临界点在被称为浊点等温线显示出。在 NFM 中苯、甲苯

37、以任意比相溶。非芳香烃在NFM 中的溶解是相当少。溶解性很大程度依据非芳香烃成份。正如在图表3 中看到的，随着温度的增加两相区域将减小。这意味着非芳香烃在NFM 溶解增加：NFM 中苯成分增加温度增加正如这个例子，包括：(25 °C)(50 °C)(70 °C)(80 °C)(90 °C)(100 °C)(110 °C)(120 °C)(125 °C)757065605537wt.-%n- 己烷和 63wt.-% 甲基 -环戊烷非芳香烃混合物在图表NFM 100% wt.95590108515802025

38、30A351 phase2 phasesB3 中考虑。404545403530252015105Non-aromatics 50% wt.Benzene 50% wt.图表 3：浊点等温线'.应用图表3 的例子查出成分（点A ）65.0wt.-%NFM/7.5wt.-%非芳香烃 /27.5wt.-% 苯表示相溶和非溶面积（点B）维持 20wt.-% 非芳香烃，最少25wt.-% 苯溶解需要50；如果温度低于45，将形成两相。考虑到在低苯NFM 中高非芳香烃，低温下两个异类液相形成：含碳氢物饱和NFM 相，比重较大含非芳香烃成份的碳氢物相，比重较小混合物的沸腾现象改变很大程度上依据那有多少液相。当仅仅一个液相存在时，溶解在 NFM 中碳氢物的沸点将升高，这是由于萃取剂NFM 的特殊功能。只要一形成两个液相，混合物的沸点将降到形成的碳氢物相的沸点，因为它现在构成两个蒸气压力。这效果与往连续的碳氢物蒸发中加汽提蒸气是相似的。在恒定的温度下，如果在NFM中碳氢物浓缩以两液相形成的方式来改变，沸点升高并会导致顶部排出液相。这些相互作用清楚地解释在浊点下蒸发是不可能的。