苯加氢工艺流程

1、XXXX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CnH2n-2+H2=CnH2n苯乙烯+氢气=乙基苯C8H8+H2=C8H10荀+氢气=二氢化荀C9H8+H2=C9H10甲基-苯乙烯+氢气=甲基-乙基苯C9H10+H2=C9H12硫化物的加氢二硫化碳+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，不饱和烯嫌和相 应的不饱和化合物完全反应。主要是噬吩的硫化物、氧化物和氮组分转化为碳氢物、硫化氢、水和纨。 为了避免产量损失，芳香环抑制加氢。主

2、要的反应如下：直链烯慌和带有支链烯烧的饱和单烯烧+氢气=烷慌CnH2n+H2=CnH2n+2环烯烬的饱和单环烯是+氢气=环烷烧CnH2n-2+H2=CnH2n硫化物加氢C4H4S+4H2=C4H10+H2S氧化物的加氢酚+氢气年+水C6H6O+H2=C6H6+ H20氧荀+氢气=乙基苯+水C8H6O+3H2=C8H10+ H20氮化物的加氢喀咤+氢气=戊烷+氨C5H5N+5H2=C5H12+NH3-咯+氢气=丁烷+氨C4H5N+4H2=C4H10+NH3甲基毗噬+氢气=己烷+级C6H7N+5H2=C6H14+NH3芳香烧加氢（不希望的反应）苯+氢气=环己烷C6H6+3H2=C6H12甲苯+氢气

3、=甲基环己烷C7H8+3H2=C7H14乙基苯+氢气=乙基环己烷C8H10+3H2=C8H16其它芳香燃+氢气=其它环己烷CnH2n-6+3H2=CnH2n在操作周期期间，反应器R-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NH4CI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

4、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-105,气相作为循环气送到循环气压缩机C-102A/Bo在压缩到所要求的压力大约(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(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-102o稳定塔T-102在大约Mpa

5、(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 Mpa(g)和 158。必要的外部热量通过热油加热稳定塔再沸器E-108米提供。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-106o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馀分通过稳定熔物料预热器E-107加热

6、稳定塔的进料，再送到预蒸馆200 单元。预蒸储200单元2.3.1 概述合同工厂由下面部分构成：预蒸馀塔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饰300单元的物料。底部物料直接送到二甲苯蒸发400单元。2.3.2 工艺过程描述看工艺流程图 UBS-VT-FB-00005,UBS-VT-FB-00011o2.3.2.1 预蒸馈塔T201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储200单元。在预蒸储200单元，加氢处理BTXS物料分离成塔顶部的相当于BT储份苯/甲苯和塔底部的相当于 XS懦份二甲苯。蒸馀在

7、塔顶大约(g)压力下运行。从塔顶来的BT蒸气在预蒸播冷凝器E-203冷凝，收集到预蒸馀回流槽V-202中。通过预蒸馀回流 泵P-202A/B将蒸储所要求的回流送回到预蒸镭塔T-201o剩余的BT储份通过泵P-202A/B直接送到萃取蒸锵300单元的塔T-301中，对纯苯和甲苯进行回收。预蒸储塔T-201底部通过预蒸储重沸器E-202被加热到大约190 (Case B) -197(Case C)o底部 产品XS馀份通过预蒸储底部泵P-201A/B送到二甲苯塔T-401,回收混合二甲苯。2.322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

8、精制中一些设备消耗。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 III和DI ( PK-201-P01A/B/C, PK-201-P02A/B, PK-201-P03A/B )和热油填充泵(PK-201-P04)o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2400c温 度从不同消耗者回来的热油首先进入热油的循环泵I PK-2

9、01-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280o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。在炉有效率 最小为85%下，燃烧炉的负载为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PK-201-H01 出口最高温度选择为280。回路2的

10、热消耗者是预蒸储重沸器E-202,萃取蒸锵重沸器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n （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HI （ 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而的膨胀槽构成。膨胀槽容许热油的膨 胀和排放热油老化过程中产生的低沸点成份。槽以一定

11、的海拔放置在循环泵的上游，以至于槽正常水平 而位于系统中最高点。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。萃取蒸储300单元2.4.1 概述BT萃取蒸储300单元的物料是上游的预蒸储塔T-201的顶部BT馀份，直接来源于200单元。单元物料包括苯、甲苯和非芳香烧。在萃取蒸播单元，通过溶

12、剂甲酰吗咻将苯和甲苯与非芳香是 分离。通过加入甲酰吗咻作为溶剂，使蒸气压力改变，通过蒸发非芳香烧能从芳香烧（苯和甲苯）中除 去。合同工厂300单元包括下而部分：B/T萃取蒸懦塔汽提塔溶剂再生真空单元BT塔萃取蒸储塔（ED-塔）顶部蒸气中的少量溶剂通过分储法从非芳香烧中分离出去。ED-塔的底部产品是由包括芳香是和很少量非芳香烧的溶剂（富溶剂）构成，送到汽提塔T-302中。 在汽提塔中，在真空下通过蒸馀纯芳香烧作为顶部产品产出。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储塔的顶 部。部分贫溶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懦出。再生溶剂回到溶剂

13、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僧份（纯芳香元）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熔冷凝器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。2.4.2 伍德的萃取蒸储过程的工艺特性（莫非兰）莫非兰工艺的一个特性就是用在很多方面优于传统溶剂的甲酰吗咻（NFM）作为溶剂。N-甲酰吗咻的优点描述如下:N-甲酰吗咻4-

14、甲酰吗咻4-吗咻按基醛甲酰吗咻选择性和溶剂有效性最佳结合:溶剂的高选择性和有效性是有效萃取蒸储的先决条件。这些是N-甲酰吗咻的显着特性。因此，从 分别含有高残留组分的物料中回收高纯度的芳香烧是可能的，这以前仅可以通过昂贵的液液萃取来做的。涉及到高纯度芳香烽回收的一个问题是石蜡和烷烧杂质的分离，这些杂质和芳香烧有同样范闱的 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。在莫非兰萃取蒸储工艺中，甲酰吗咻的高选择性和有效性结合改变了物料成分的蒸气压力，石蜡、 烷烧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、加压蒸僧、共沸蒸馀或结晶化比较，采

15、用N-甲酰吗咻的 萃取蒸镭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2200c连续操作下，N-甲酰吗咻允许76xl03Kj（18000kcal）/m2/hr的热交换率。无腐蚀影响：N-甲酰吗咻显弱碱性。与水1： 1混合的样本PH值为。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

16、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-甲酰吗咻几乎没有毒。这是进行田鼠、老鼠和兔子试验的结果。N-甲酰吗咻也没有刺激影响。通过微生物的生物分解试验，表明N-甲酰吗咻对废水提纯单元生态没有毒害影响。低价格：N-甲酰吗咻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咻作为溶剂用，取得了很大成功。N-甲酰吗咻在欧盟、美国和日本注册。N-甲酰吗咻由BASTAG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11523 11

17、53kg/m3125370于没必要去采取具体措施。分子量沸点 243熔点密度（在20） 闪点 自燃点PH-值（与水1:1混合） 热熔：在 20°C=kg . k在 50=kg . k在 100=kg . k在 150=kg . k在沸点的汽化热：kj/kg折射指数no25:粘度（30）:;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-甲酰吗咻（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，通过用芳香烧稀释 可以降低凝固点（看下面图表2）。0%10%20%30%40%50%60%70%80%90% 100%wt

18、. N-formylmorpholine （NFM）图表2：在大气压下N-甲酰吗咻（NFM）的凝固点2.4.3 工艺过程描述看PID图：UBS-VT-FB-00006, UBS-VT-FB-00007, UBS-VT-FB-000082.4.3.1 萃取蒸储塔厂301从200单元来的（BT储份）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105oED塔T-301在顶部压力为大约（g）下运行，并由两部分构成：萃取蒸镭发生的底部和通过分馀法从 非芳香燃中回收溶剂的上部。在ED塔萃取蒸馀部分（底部），芳香是（苯，甲苯）通过溶剂NFM

19、从非芳香是中分离出。溶剂送 入萃取蒸储部分的顶部，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/kgED-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。从萃取蒸馀部分出来的蒸气包括了几乎全部的非芳香烧，较少的芳香烧和微量的溶剂。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的非芳香烧蒸气通过ED冷凝器E-306冷凝，收集到ED回流槽 V-301（在大约 72）。部分液态非芳香是通过ED回流泵P-302A/B作为回流送回到ED塔T-301顶部，剩余部分通过非劳 香燃冷却器E-3

20、07冷却到40并作为残油产品送出界区。为了循环非芳香烧到E-301上游的ED塔物料管线，提供一个附加管线。在大约175下，ED塔的底部产品由溶剂和溶解的芳香烧（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燃。对于ED塔萃取蒸储所需要的热量通过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。2.4.3.Z 汽提塔 T-302在汽提塔T-302,芳香烧（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（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

21、。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烧蒸气在汽提塔冷凝器E-310冷凝，收集到汽提塔回流罐 V-302o顶部的部分纯芳香烧（苯和甲苯）产品将送到BT塔303。冷凝的部分芳香是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烧回流液洗 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 （纯芳香烧和不合格产品）。从汽提塔底部抽出的汽提热贫溶剂通过汽提底部泵

22、P-303A/B送到ED重沸器n和ED重沸器EI （E-304和E-305）, BT塔重沸器UE-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真空是通过萃取蒸储真空单元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-302c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-3U送回到真空单元PK-301o 243.3萃取蒸储真空单元PK-301萃取蒸储真空单元PK-30

23、1产生汽提塔和溶剂再生的真空。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 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

24、热炉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。243.4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（a）下从少量的高沸点物分解/聚合产品中蒸价出。从溶剂再生槽V-

25、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。废物体枳量很小, 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。243.5 BT 塔 T-303苯和甲苯分离通常是对BT储份（纯芳香烧）两相蒸储，苯在塔顶部回收，

26、甲苯在塔的底部。来自汽提塔回流槽V-302的BT馀份物流通过汽提回流泵P-304A/B排出，以约51送到BT塔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。蒸馀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1390c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I E-312用热油和在BT塔重沸器DE-30用贫溶剂使塔再沸。2.4.4工艺特性2.4.4.1萃取蒸储塔萃取

27、蒸镭部分用作分离芳香燃和包含在物料中的非芳香烧。这个分离在通常的蒸馀条件下是不可 能完成。仅因为加入萃取蒸储塔顶部N-甲酰吗咻溶剂的作用，芳香燃与非芳香烧选择性分离发生了。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 芳香燃有相同沸点的溶解在NFM中的芳香烧，降低挥发性，因而可以在ED塔T-301底部抽出。几乎不 在NFM中溶解非芳香燃蒸气从萃取蒸镭部分顶部出来，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。操作ED塔的目标是：维持塔底部富溶剂中非芳香燃浓度在十分低的

28、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烧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塔萃取蒸馀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烧的作用，鉴于非芳香烧蒸气仅微量被溶解。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，蒸气流速会显着改变。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

29、味，温度的精确 控制是正常控制的最基本先决条件。ED熔热油重沸的结果决定了塔顶部萃取蒸饰部分再吸收数量的状况。萃取蒸馀部分的顶部填料温 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、芳香煌和非芳香煌的混合物的组成分布对萃取蒸储系统的操作有很大的影响。 这将在下面显示图表3中的苯、非芳香慌和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、非芳香烧和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、甲苯以任意比相溶。非芳香烽在NFM中的溶解是相当少。溶解性很大程度依据非芳香煌成份。正如在图表3中

30、看到的，随着温度的增加两相区域将减小。这意味着非芳香燃在NFM溶解增加：NFM中苯成分增加温度增加正如这个例子，包括：n.己烷和甲基-环戊烷非芳香烧混合物在图表3中考虑°NFM 100% wt.595(90 )9010(100 °C)(125 cC)752570K 303560B455553530104540(70 )(80 )(120 °C)(25 ) (50 625201565401585ZphaseBenzene 50% wt.Non-aromatics 50% wt.图表3：浊点等温线应用图表3的例子查出成分（点A）非芳香垃/苯表示相溶和非溶面积（点B）维

31、持非芳香烧，最少苯溶解需要50：如果温度低于45,将形成两相。 考虑到在低苯NFM中高非芳香是，低温下两个异类液相形成：含碳氢物饱和NFM相，比重较大含非芳香垃成份的碳氢物相，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。正常操作下，蒸发必须在来自浊点充足的范 围中进行，因为在操作条件下那没有关于这个距离的直接规则。在正常操作下，气相的分离必须避免通过控制足够的温度和因此在蒸气中大量的芳香烧成分。因此，ED塔萃取蒸储部分必须一直以这样方式操作，和不可避免的芳香烧部分和由“饱和”产生 的微量的NFM部分一起所有的非芳香烧丛萃取蒸锵部分顶部以蒸气态离开，并流到溶剂回收部分。在开工和停车期间，两相范围必须被反复讨论过。因为