2#芳烃抽提装置工艺技术规程（8.7定稿）

2#芳烃抽提装置工艺技术规程第目录TOC\o"1-2"\h\z\u目录 2一、前言 5二、范围 5三、装置概况 53.1装置简介 53.2装置技术特点 6四、生产工艺原理 84.1抽提蒸馏原理 84.2溶剂回收 94.3溶剂再生 94.4苯精制 94.5混合二甲苯 94.6C8+芳烃脱烯烃 94.7化工助剂的作用原理 10五、工艺流程简述及流程图 115.1工艺过程说明 115.2工艺原则流程图 145.3控制流程图 14六、主要工艺指标和技术经济指标 146.1设计工艺指标 146.2设计物料平衡 156.3设计能源消耗 156.4设计经济技术指标 186.5分析化验一览表 18七、原料及辅助材料性质 227.1主要原料性质 227.2主要辅助材料性质 23八、产品与中间产品性质及用途 258.1主要性质 258.2主要产品用途 27九、工艺调整原则 289.1工艺岗位操作 28十、主要设备一览表及主要设计参数 3910.1塔类 4010.2加热炉 4010.3容器类 4010.4换热器类 4010.5机泵类 4010.6空冷类 4010.7安全阀类 4010.8调节阀类 4010.8其他设备类 40十一、仪表控制方案及主要仪表性能 4011.1仪表控制方案 4011.2主要仪表性能 4511.3DCS控制系统 7311.4先进控制系统 75十二、报警及联锁 7612.1报警台账 7612.2联锁控制系统（SIS） 7712.3联锁系统联锁逻辑图 7712.4自保联锁说明 82十三、装置开停工要求 8413.1开工要求 8413.2停工要求 8513.3开、停工环保要求 85十四、特殊设备操作维护的关键要求 86十五、安全、环保及职业健康技术规程 8715.1安全技术规程 8715.2环保技术规程 9915.3职业健康技术规程 10115.4HSSE基本知识 10215.5装置主要危险品及防范措施 10915.6装置主要污染源和污染物排放 13015.7安全生产技术规定 133附录 140附录A工艺原则流程图 140附录B工艺控制流程图 140附录C平面布置图 141附录D地下管网图 141附录E主要设备单体图 146附录F塔类一览表及主要设计参数 149附录G加热炉类一览表及主要设计参数 150附录H容器类一览表及主要设计参数 151附录I换热类一览表及主要设计参数 153附录J机泵类一览表及主要设计参数 158附录K空冷类一览表及主要设计参数 161附录L安全阀类一览表及主要设计参数 163附录M调节阀类一览表及主要设计参数 165附录N关键工艺设备报警台账 169附录O其他设备一览表及主要设计参数 172附录P洗眼器管理台账 173附录Q风向标管理台账 174附录R职业病危害告知卡台账 175附录S职业病危害因素监测结果公告牌台账 176附录T修订内容附表 177一、前言本工艺技术规程结合装置设计、生产、标定等实际生产情况，在上一版工艺技术规程基础上进行全面修订。本工艺技术规程与前一版相比，主要有如下变化：——吸收国内外先进管理思想和管理理念，过程严谨细化，可操作性强。——按照中国石油化工股份有限公统一的格式、框架、要求编写而成，结构做了较大调整。工艺技术规程主要注重应知性，主要包括装置概况、设计数据（设备参数、工艺指标、原辅材料控制要求等）、操作原则及规范。本规程由生产处提出并归口。本规程起草单位：炼油运行二部。本规程主要起草人：徐志海、刘启睿、吴兴伦、郭奇新、郝妍。本规程起草单位负责人：李敏、高朝阳、徐志海、徐振江、赵宋清、郑智强。本规程审核人：本规程批准人：二、范围本规程对2#芳烃抽提装置概况、生产工艺原理、工艺过程说明及流程图、主要工艺指标和技术经济指标、主要原料及辅助材料性质、工艺调整原则、产品及中间产品性质、仪表控制方案、先进过程控制的原理、报警台账、设备参数进行了说明，联锁控制系统，装置开停工要求，对相关工艺控制方案、工艺调整原则和安全环保及职业健康技术规程，工艺技术规程偏原理性，主要是了解相关原理，获取相关数据，与岗位操作法相互补充和支撑。本规程适用于中国石油化工股份有限公司九江分公司2#芳烃抽提装置的正常生产运行，主要用于操作人员的培训学习与操作指导。三、装置概况3.1装置简介3.1.1规模及改造情况装置建设规模：2#芳烃抽提原为25万吨/年苯抽提装置（以下统称苯抽提单元），连续生产，年开工时数为8400小时。操作弹性为60%～110％。苯抽提装置主要目的是抽提出上游重整装置的高辛烷值汽油中的苯组分，降低公司汽油池中的苯含量，使其达到标准要求，另外苯也是重要的基础化工原料，2011年1月开工建设，2012年7为了配套九江分公司原油加工量800万吨/年油品升级改造工程。为降低全厂汽油池芳烃含量，增加生产操作的灵活性，将已建25万吨/年苯抽提装置进行改造新增二甲苯单元。2014年3月，在原25万吨/年苯抽提装置基础上进行改造，主要是新增脱庚烷塔，二甲苯塔、脱烯烃系统及相关配套的设备及管线（以下统称二甲苯单元），二甲苯单元2014年10月中交。已建苯抽提装置包括分馏和苯抽提两部分，本次改造将分馏部分预留的脱庚烷塔、二甲苯塔及其配套设施恢复建设，与已建脱己烷塔组成“三塔流程”；苯抽提部分保持不变。改造后的苯抽提装置增加混合二甲苯产品。二甲苯单元于2015年1月开工试运行成功，随着公司800万吨装置的陆续开工，公司原油加工量的不断提高，2015年5月正式投入运行至今。本装置主要由分馏部分、苯抽提单元，二甲苯单元、公用工程部分与2#连续重整装置共用。2#芳烃抽提装置设计公称规模如下：抽提蒸馏单元：25×104t/a年开工时数：8400h3.2装置技术特点3.2.1装置技术改造装置为2011年1月新建装置，2012年7月31日一次开车成功。为了配套九江分公司原油加工量800万吨/年油品升级改造工程，全厂若不产混合二甲苯产品，则汽油中芳烃总量已接近限制值。为降低全厂汽油池芳烃含量，增加生产操作的灵活性，将已建25万吨/年苯抽提装置进行改造。2014年3月，在原25万吨/年苯抽提装置基础上进行改造，主要是新增脱庚烷塔，二甲苯塔、脱烯烃系统及相关配套的设备及管线（以下统称二甲苯单元），二甲苯单元2014年10月中交。已建苯抽提装置包括分馏和苯抽提两部分，本次改造将分馏部分预留的脱庚烷塔、二甲苯塔及其配套设施恢复建设，与已建脱己烷塔组成“三塔流程”；苯抽提部分保持不变。改造后的苯抽提装置增加混合二甲苯产品。二甲苯单元于2015年1月开工试运行成功后停工待料，随着公司800万吨装置的陆续开工，公司原油加工量的不断提高，2015年5月正式投入运行至今生产5℃馏程范围的混合二甲苯产品。并未华庐偏三装置供应C9+芳烃作为原料。改造单元与上油重整装置同开同停。3.2.2装置技术特点抽提蒸馏技术分馏部分采用单塔分离流程。重整脱戊烷汽油由脱己烷塔分出C6馏分作为苯抽提的原料，C7＋馏分经冷却后送出装置作为汽油调和组分。对芳烃抽提工艺来讲，所选用的溶剂性能是决定抽提效果的前提。本装置使用的是当今最为流行的环丁砜溶剂，具有溶解度大、选择性强、稳定性好等优点。在实际操作中要及时再生，以保持溶剂的使用性能。溶剂的水含量越低，对烃的溶解能力越强，有利于避免两个液相，然而保持0.5%～0.8%的水含量方可有效降低溶剂回收塔底温度，对提高溶剂的选择性也有一定好处。苯抽提部分的目的是生产达到国家标准GB3405-89中优级品纯度的苯。采用石科院的专利技术——含水环丁砜苯抽提工艺，将苯抽提设计在临界互溶区工作来回收苯产品。该部分由石油化工科学研究院提供工艺包。其工艺特点如下：1）苯抽提部分流程短、操作简便。装置只需三塔操作，即苯抽提塔、溶剂回收塔和苯蒸发塔，而不需要抽余油水洗塔及水汽提塔；2）将苯抽提设计在临界互溶区工作，苯抽提塔操作稳定，易于控制；3）将3.5MPa蒸汽减温减压至2.2MPa蒸汽后作为苯抽提塔及溶剂回收塔的塔底热源，通过塔底温度与蒸汽流量的连锁控制，在保证苯产品回收率和产品质量的同时尽可能防止溶剂过热老化，减少溶剂的损耗量；4）加入水作为助溶剂后，使得溶剂回收塔在相同的操作苛刻度下，贫溶剂中苯含量显著降低，从而显著提高芳烃收率；5）由于溶剂选择性高，溶剂比低，且溶剂损耗小，溶剂初装和备量都比较少，因此，主要设备尺寸较小，总占地面积小，投资成本低。环丁砜高效萃取技术芳烃抽提是借助选择性溶剂的作用从烃类混合物中分离高纯芳烃的物理过程。抽提过程的技术指标在很大程度上取决于溶剂的性能。一个好的工业抽提溶剂应具备如下特性：1）对芳烃的选择性要好，有利于提高芳烃的纯度；2）对芳烃溶解能力大，以利于降低溶剂比和操作费用；3）与芳烃的沸点差大，以便与溶剂分离；4）热稳定性及化学稳定性好，以确保芳烃不被降解物质所污染；5）无毒、无腐蚀性，便于操作和设备材质选取；6）价廉易得。溶解能力顺序依次为：N-甲基吡咯烷酮N-甲酰基吗啉四甘醇环丁砜二甲亚砜三甘醇。对BTX的分离，所选择的溶剂在适当的操作温度下，其溶解能力在0.25～0.40的范围内为最佳。选择性的优劣次序依次为：环丁砜二甲亚砜N-甲酰基吗啉四甘醇三甘醇N-甲基吡咯烷酮。综合选择性、溶解能力、热稳定性等重要因素，以环丁砜为最佳，本装置选用环丁砜作抽提溶剂，水作为助溶剂。灵敏板温度控制灵敏板温度是同时保证芳烃产品纯度和收率的重要手段。当灵敏板温度过低时，芳烃中的非芳烃含量迅速上升，反之，当灵敏板温度过高时，则抽余油中损失的芳烃将大幅度提高，因此，灵敏板温度的控制值必须控制在合理的范围。由于控制系统的滞后大，在实际操作中应密切关注灵敏板区温度的变化，必要时进行手动超前调节，但一定注意调整的幅度不能过大。第55块塔板(灵敏板)温度TICA70207与E704分支蒸汽流量（约为总量的20％）FIC70202串级控制，以微调塔的热平衡。采用高性能塔盘。抽提蒸馏塔是利用溶剂抽提蒸馏分离芳烃和非芳烃的关键设备，设计为浮阀塔，86块塔板。溶剂与进料在塔内进行多级抽提蒸馏，塔顶得到非芳烃产品，塔底得到含芳烃的富溶剂。该塔板不仅具有高的通量，同时又具有高的分离效率。而这两方面是由高效的塔盘、合理的降液管及鼓泡促进器等综合作用的结果。采用中压蒸汽技术本装置将3.5MPa蒸汽减温减压至2.2MPa蒸汽后作为苯抽提塔及溶剂回收塔的塔底热源，通过塔底温度与蒸汽流量的连锁控制，在保证苯产品回收率和产品质量的同时尽可能防止溶剂过热老化，减少溶剂的损耗量。热联合二甲苯塔加压操作，提高塔顶物流温位，塔顶汽相物流作为脱庚烷塔重沸器，剩余的汽相物流用来发生蒸汽，从而全部回收塔顶物流的潜热，达到节能降耗的目的。热回流新增的脱庚烷塔和二甲苯塔均采用热回流操作，有效降低装置能耗。热低温回收采用低温热水回收脱庚烷塔顶气潜热和二甲苯塔底产品热量，有效降低装置能耗。四、生产工艺原理本装置工艺部分包括分分流单元、苯抽提单元两个部分。分馏单元是脱戊烷油经换热进入脱己烷塔后进行分馏，分离出C6馏分和C7+馏分，C7+馏分进入脱庚烷塔T602，T602塔顶分离出C7组分作为高辛烷值组分外出装置，C8+组分先进行烯烃的脱除后进入二甲苯塔，分离出混合二甲苯作为产品输出，二甲苯塔底C9+芳烃少部分作为华庐偏三装置的原料，大部分作为高辛烷值汽油调和组分外送出装置。C8+芳烃脱烯烃是采用普通白土在前分子筛精制剂在后的组合流程。苯抽提单元是从C6组分中制取苯产品的过程，是一个物理分离过程，包括抽提蒸馏、溶剂回收、溶剂再生和苯精制几个部分。C6馏分与溶剂环丁砜进入苯抽提塔混合萃取形成富含苯的富溶剂，塔顶侧线抽出C6非芳。富溶剂进入溶剂回收塔负压下分离出苯（塔顶）和贫溶剂（塔底），塔顶侧线粗苯经过加热器加热后进入白土罐脱除烯烃，最后进入苯蒸发塔脱除部分残留水和非芳，塔上部侧线抽出苯产品，塔底重组分送至脱己烷塔脱除重组分。主要工艺原理如下：4.1抽提蒸馏原理蒸馏是一种热力学的分离工艺，它利用混合液体或液-固体系中各组分沸点不同，使低沸点组分蒸发，再冷凝以分离整个组分的单元操作过程，是蒸发和冷凝两种单元操作的联合。与其它的分离手段，如萃取、吸附等相比，它的优点在于不需使用系统组分以外的其它溶剂，从而保证不会引入新的杂质。分馏是利用分馏柱将多次气化—冷凝过程在一次操作中完成的方法。因此，分馏实际上是多次蒸馏。它更适合于分离提纯沸点相差不大的液体有机混合物。原油主要由C、H、S、N、O等元素组成，除以上五种主要元素外，在原油中还存在微量的金属元素和非金属元素。在炼油厂，通常没有必要把原油分离成单个组份，而是先把原油“切割”成几个“馏份”。这些馏份仍是一个混合物。通过蒸馏过程，将原油分割成为不同馏程的馏份，然后按照油品的使用要求除去这些馏份中的非理想组份，或者是由化学转化形成所需要的组成从而获得一系列产品。根据原油中各组份挥发度不同，通过加热，塔盘逆流接触，以其温度差和相间浓度差为推动力进行双向传热传质，经过汽体的逐次冷凝和液体的渐次汽化，使不平衡的汽液两相通过密切接触而趋近平衡，从而使轻重组份得到一定程度的分离。脱戊烷塔底来C5+馏分至脱己烷塔，在脱己烷塔中进行分馏，分离出C6组份和C6+组份。C6组份中的苯与C6非芳沸点相近，甚至形成共沸物，为分馏所不易奏效的场合，如石油馏分中芳烃与烷烃的分离，所以通过引入溶剂进行抽提蒸馏。环丁砜抽提蒸馏是以环丁砜为选择性溶剂，利用C6组份在溶剂中溶解度的不同，提取出苯。溶剂和C6馏分在抽提蒸馏塔接触形成气液两相，由于溶剂与芳烃的作用力更强，使非芳烃富集于气相，于塔顶排出；芳烃富集于液相并被提纯，于塔底排出。以环丁砜为最佳溶剂是考虑到它的综合选择性、溶解能力、热稳定性等重要因素。本工艺采用环丁砜-水的复合溶剂，将抽提蒸馏设计在临界互溶区工作，抽提蒸馏塔操作稳定，易于控制；同时加入水作为助溶剂后，使得溶剂回收塔在相同的操作苛刻度下，贫溶剂中苯含量显著降低，从而显著提高芳烃收率。4.2溶剂回收富集芳烃的液相进入溶剂回收塔，在塔内进行芳烃与溶剂的分离，利用负压下，溶剂不易分解，溶剂和苯沸点差较大，分离出芳烃和溶剂，溶剂循环使用。4.3溶剂再生为除去贫溶剂中的残渣和回收部分残留苯，需对贫溶剂进行在线再生。溶剂再生罐（0212-V704）与溶剂回收塔（0212-T702）相连，操作压力由回收塔控制。0212-V704底设有内插式加热器0212-E708，采用2.2MPag蒸汽做加热热源，加热量由蒸汽凝水流量进行调节。自贫溶剂泵（0212-P706）来的小股贫溶剂由再生罐液面和流量串级控制一定流量进入再生罐进行水汽提再生，汽提水在罐底部进入。罐顶蒸出的气相进入溶剂回收塔底。罐底残渣不定期排出。4.4苯精制经过苯抽提和溶剂回收得到的苯产品中可能含有痕量的烯烃，会显著地影响到苯产品的酸洗比色指标。为了除去这些烯烃和其它杂质，苯产品需经白土处理。苯蒸发塔的主要作用是脱除苯中的微量重组分，间歇地输送到上游重整部分脱C6塔进料管线。4.5混合二甲苯脱己烷塔底的C7+汽油进入脱庚烷塔脱庚烷塔顶是采用热回流降低装置运行能耗，脱庚烷塔底热源采用二甲苯塔顶气换热，塔顶产出C7组分至重整C7+汽油，脱庚烷塔底部出料经脱烯烃系统脱除微量烯烃后进入二甲苯塔T603，二甲苯塔（0212-T603）共100层塔盘，采用精馏的方式将混合二甲苯从塔顶抽出。4.6C8+芳烃脱烯烃二甲苯单元混合二甲苯的脱烯烃流程上是在二甲苯塔的进料进行C8+芳烃的脱烯烃，目的是为了脱除混合二甲苯中的微量烯烃，微量烯烃会显著影响混合二甲苯的酸洗比色指标，同时兼顾C9+至华庐偏三的组分不宜含有微量烯烃，选择在二甲苯塔进料进行脱烯烃，因为C8+芳烃中的烯烃含量较高，普通白土脱烯烃的使用寿命较短，更换频繁，不利于稳定运行，劳动强度大，环保压力大，经过综合考虑选择普通白土在前串联分子筛精制剂进行脱烯烃。TCDTO-1精制剂的主要活性组分为分子筛。和活性白土相同的是，二者都是通过多孔材料的吸附作用将重整芳烃中极性较强的烯烃选择性吸附，从而达到精制的目的。但二者不同的是，分子筛精制剂的酸量更大、酸分布更合理、酸性更强更稳定，使得分子筛精制剂在使用过程中表现出与白土相比更长的寿命；同时，由于分子筛特有性质，其可以多次再生，适用于C8+芳烃的脱烯烃。本装置采用普通白土在前，分子筛精制剂在后的组合流程。4.7化工助剂的作用原理4.7.1助溶剂-水溶剂的水含量越低，对烃的溶解能力越强，适当的水含量有利于避免两个液相，保持0.5%～0.8%的水含量方可有效降低溶剂回收塔底温度，也有益于提高溶剂的选择性。水含量是贫溶剂性质的一个重要参考指标。日常要及时关注贫溶剂中水含量的指标。严格控制在指标范围内。4.7.2消泡剂抽提蒸馏的所谓发泡现象，是指溶剂发泡打乱了塔内的传质过程，造成大量溶剂和芳烃被抽提蒸馏塔顶蒸汽夹带出去。因此为防止发泡现象的发生，通常在抽提蒸馏塔的贫溶剂进料管线上注入消泡剂，即在消泡剂罐V710中加入消泡剂，再用抽提原料-苯稀释成适用溶液，由隔膜泵P717按设定的流量打入进料管中。为防止溶剂起泡，需不定期向溶剂系统注入消泡剂。消泡剂用原料稀释。4.7.3单乙醇胺-调节pH值溶剂环丁砜在使用过程中，长时间处于较高的温度环境下，容易脱出其组成中的—SO2—杂原子，致使余下的分子中存在不饱和键。这些分子会互相作用缩聚成长链，形成一种褐色物质，这种物质对芳烃没有溶解功能，也就是说不起抽提作用，即所谓的溶剂劣化。脱出的—SO2—原子与水作用，呈酸性，对设备具有腐蚀作用。设备腐蚀产生的铁锈等及溶剂劣化缩聚物会对抽提塔内的传质传热造成影响。因此，操作中应维持贫溶剂呈微酸性或中性，一般控制其pH值在5～7。如果贫溶剂的pH值下降，可在单乙醇胺罐V711加入单乙醇胺，用脱盐水稀释后，由隔膜泵P718按设定的流量打入抽提蒸馏塔贫溶剂进料管中，使其控制系统溶剂的pH值。单乙醇胺可与酸性物作用形成中性盐。4.7.4磷酸三钠-调节余热锅炉的PH值及碱度高压除氧水仍然含有Ca2+，Mg2+离子，在高温的状态下Ca2+，Mg2+离子在会在余热锅炉内沉淀排出，或者在产汽中夹带，容易在罐内或相关管道内积聚，高温状态下结垢，腐蚀管道设备，并且影响传热效率。对余热锅炉系统的影响不容小觑。添加磷酸三钠的主要目的用于调节E602炉水产汽系统的PH值平衡，其P2O43-使高温状态下高压除氧水中的微量Ca2+，Mg2+离子在E602罐内沉淀通过定排和间断排放排出，避免其在管道部位积聚结垢腐蚀。使余热锅炉长周期运行。五、工艺流程简述及流程图5.1工艺过程说明5.1.1分馏系统重整脱戊烷汽油在分馏部分分出C6馏分作为苯抽提部分进料，C7+馏分送至二甲苯单元脱庚烷塔进料。连续重整装置脱戊烷油自压进入界区内脱己烷塔(0212-T601)中部。塔顶C6气相物流经脱己烷塔空冷器(0212-A601)冷凝冷却至40℃后，进入脱己烷塔回流罐(0212-V601)。0212-V601液相由脱己烷塔顶泵(0212-P601A/B)升压后，大部分在流量和灵敏塔盘温度串级控制下作为回流送入脱己烷塔塔顶，其余部分在0212-V601液位和流量串级控制下作为苯抽提的进料送入苯抽提部分。脱己烷塔由脱己烷塔蒸汽重沸器(0212-E601)供热，热源为3.5MPa蒸汽。5.1.2苯抽提系统来自分馏部分的C6馏分进入抽提蒸馏塔进料缓冲罐（0212-TK701）作为抽提蒸馏塔的原料。0212-TK701设有氮封和高低液位指示报警。该罐设有苯产品返回线，如果脱C6塔切割出的C6馏分苯含量低于25%（质量分数，正常设计值约46.1%），则混兑部分苯产品使缓冲罐中物料苯含量达到25%以上。苯抽提原料由抽提蒸馏塔进料泵（0212-P701）抽出升压后在流量控制下，进入抽提蒸馏塔原料/贫溶剂换热器（0212-E701），与来自贫溶剂泵（0212-P706）的贫溶剂换热，通过调节贫溶剂旁通量，控制经（0212-E701）换热后贫溶剂的总温降为38℃。换热后，苯抽提原料大部汽化自第55块塔板(自上而下数，后同)进入抽提蒸馏塔（0212-T701）。与苯抽提原料换完热的贫溶剂由贫溶剂水冷器（0212-E702）冷却后进入贫溶剂过滤器（0212-FI701），滤去脏物后，自第14块塔板进入抽提蒸馏塔。调节贫溶剂的流量，维持设定的溶剂/原料比。贫溶剂入塔温度通过调节0212-E702的旁通量来控制。抽提蒸馏塔设有86块浮阀塔板。塔顶压力由压力控制器通过分程控制回流罐0212-V702通氮气量与放空量进行调节。抽提蒸馏塔釜再沸器0212-E704采用2.2MPag蒸汽作加热热源，塔内蒸发量通过控制加热蒸汽量来调节。加热蒸汽分成两股进行控制，主流股（约80%）由定流量控制，次流股流量（约20%）由第28块灵敏板温度与流量串级控制。调节再沸器蒸汽凝水量保持蒸汽凝水罐0212-V702的液位恒定。在贫溶剂进料口以上设有溶剂回收段，通过顶部打入少量非芳烃回流以回收非芳烃蒸汽中的少量溶剂。塔顶蒸出的非芳烃蒸汽（89℃，70kPag）经抽提塔空冷器(0212-A701)和水冷器0212-E703冷凝冷却后，流入塔顶回流罐0212-V701。回流罐0212-V701水包水，经界位控制进入汽提水泵。回流罐的非芳烃经抽提蒸馏塔回流泵（0212-P702）抽出升压后，一部分在流量控制下作为回流打入抽提蒸馏塔顶第1块塔板，另一部分作为非芳烃副产品，在回流罐液位与采出流量串级控制下送出装置。抽提蒸馏塔底富溶剂由富溶剂泵（0212-P703）自塔釜抽出，由塔底液位和流量串级控制进入溶剂回收塔（0212-T702）。设有在线分析仪监控抽余油非芳烃产品质量。抽提蒸馏塔塔釜的富溶剂进入溶剂回收塔0212-T702的第26块塔板，该塔共有42块浮阀塔板，在减压下操作，塔顶残压由压力控制器控制回收塔真空泵0212-P712的抽气量及氮气补充量调节，塔底设有一个内插式再沸器0212-E706，采用2.2MPag蒸汽作为热源，加热量由再沸器气相温度与再沸器出口蒸汽凝水流量进行串级控制。经过减压蒸馏，苯以蒸汽形式从塔顶蒸出，经过塔顶水冷器0212-E705冷凝冷却至40℃后进入回流罐0212-V703。回流罐0212-V703水包中水以及0212-V701和0212-V706的水包中水进汽提水泵（0212-P707），经流量控制进入汽提水换热器（0212-E707）由溶剂回收塔底的贫溶剂加热汽化后进入溶剂再生罐底部作为汽提蒸汽。回流罐中的苯一部分经过回流泵（0212-P705）升压后在流量控制下打入回收塔顶作为回流，其余部分经过白土罐进料泵（0212-P704）升压后由回流罐液位与流量串级控制送往白土罐换热器（0212-E709）。塔釜贫溶剂由贫溶剂泵（0212-P706）抽出升压，少部分去溶剂再生罐（0212-V704）进行水汽提再生，与汽提蒸汽一起返回溶剂回收塔底部；绝大部分先去0212-E707加热汽提水，再用作苯蒸发塔加热器（0212-E711）的加热热源，最后再去抽提蒸馏塔原料/贫溶剂换热器（0212-E701）加热抽提蒸馏塔进料。溶剂再生罐（0212-V704）与溶剂回收塔（0212-T702）相连，操作压力由回收塔控制。0212-V704底设有内插式加热器0212-E708，采用2.2MPag蒸汽做加热热源，加热量由蒸汽凝水流量进行调节。自贫溶剂泵（0212-P706）来的小股贫溶剂由再生罐液面和流量串级控制一定流量进入再生罐进行水汽提再生，汽提水在罐底部进入。罐顶蒸出的气相进入溶剂回收塔底。罐底残渣不定期排出。除减压再生外，还有其他措施来维持溶剂的质量。苯抽提进料缓冲罐和抽提蒸馏塔回流罐用氮气密封，以避免溶剂与空气接触造成氧化。抽提蒸馏塔、溶剂回收塔的再沸器使用2.2MPag蒸汽以避免溶剂的局部过热。当系统中贫溶剂的pH值下降时，可向贫溶剂管道中注入少量缓蚀剂（单乙醇胺），调节贫溶剂的pH值在5.0～7.0之间。为防止溶剂起泡，需不定期向溶剂系统注入消泡剂。消泡剂用原料稀释。经过苯抽提和溶剂回收得到的苯产品中可能含有痕量的烯烃，会显著地影响到苯产品的酸洗比色指标。为了除去这些痕量杂质，苯产品需经白土处理。从0212-P704来的苯产品在白土罐加热器(0212-E709)中加热（使用初期加热温度稍低，末期加热到温度为180℃左右），加热量由出口温度与蒸汽凝水量串级控制。加热后的物料进入白土罐（0212-V705），脱除微量烯烃和其它杂质。白土罐由压力与流量组成低选择控制系统控制适当的压力（1.3～1.5MPag）以保持液相操作。经过白土罐(0212-V705)处理后的苯产品进入苯蒸发塔（0212-T703）脱除其中含有的微量重组分。苯蒸发塔内有15层浮阀塔盘。苯蒸发塔加热器（0212-E711）采用溶剂回收塔底的贫溶剂作为加热热源，加热量由0212-T703塔釜液位调节换热器0212-E711的贫溶剂旁通量实现。苯蒸发塔底部的重组分由苯蒸发塔底泵（0212-P708）间歇地输送到上游重整部分脱C6塔进料管线。苯蒸发塔顶苯蒸汽经过苯蒸发塔冷却器（0212-E710）冷凝冷却至50℃后，进入苯蒸发塔回流罐（0212-V706）。回流罐中的苯经过苯蒸发塔回流泵（0212-P709）升压后，在回流罐液位与流量串级控制下全打入苯蒸发塔顶作为回流，在苯蒸发塔第5块板抽出液相苯，经苯冷却器（0212-E712）冷却至40℃后按回流量的85%（可调）送入苯检验罐（0212-TK702A/B）。苯检验罐中的苯产品，每一罐经过质量检验合格后，由苯产品泵（0212-P711）送出界区。不合格产品送回抽提原料缓冲罐或送出装置重新处理。苯产品设有在线分析仪监控产品质量。5.1.3二甲苯单元脱己烷塔底的C7+汽油经过脱庚烷塔进料/二甲苯产品换热器（0212-E614），进入脱庚烷塔31块塔盘，脱庚烷塔共60块塔盘，脱庚烷塔顶是采用热回流降低装置运行能耗，脱庚烷塔底热源采用二甲苯塔顶气换热，两台相同换热器对称分布，热联动深度回收利用热量，塔顶产出甲苯至重整C7+汽油流程至三罐区，脱庚烷塔底部出料经塔底泵（0212-P603）增压后至0212-V605脱烯烃系统脱除微量烯烃后进入二甲苯塔T603，脱烯烃系统采用普通白土串联中海油天津研究院TOTCD分子筛精制剂，有效提高普通白土使用寿命短，更换频繁，且经济环保。二甲苯塔（0212-T603）51块塔盘进料，共100层塔盘，塔顶采用热回流，塔顶气一部分经（0212-E603AB）管程作为脱庚烷塔底热源，一部分产1.0MPa饱和蒸汽，塔底再沸炉（0212-F601）作为改造系统的热源，二甲苯塔底的C9+芳烃物料经过（0212-P605）增压后少量至华庐偏三甲苯装置作为原料，大部分与脱庚烷塔顶甲苯汇合作为汽油组分至重整C7+汽油流程至三罐区。5.1.4注剂系统注新鲜溶剂流程系统溶剂环丁砜在运行过程中在T701顶少量损失到V701，另外在高温或有氧条件下溶剂容易分解，长时间运行会导致系统溶剂量的跑损。TK703中装入新鲜环丁砜溶剂，通过P713注入贫溶剂过滤器FI701进入抽提蒸馏塔T701。注消泡剂流程为防止发泡现象的发生，通常在抽提蒸馏塔的贫溶剂进料管线上注入消泡剂，即在消泡剂罐V710中加入消泡剂，再用苯稀释成适用溶液，由隔膜泵P717按设定的流量打入进料管中。注单乙醇胺流程如果贫溶剂的pH值下降，可在药剂罐V711加入单乙醇胺，用无盐水稀释后，由隔膜泵P718按设定的流量打入抽提蒸馏塔贫溶剂进料管中，使其控制系统溶剂的pH值。单乙醇胺可与酸性物作用形成中性盐。补水流程若V703界位低，防止水中带苯进入再生罐V704，可在罐底补水至适当界位。5.1.5抽真空系统为保证T702呈负压-50kPa，V703顶通过氮气和抽真空控制负压，气相进入抽真空泵P712压缩，经水冷器E713冷凝，气相排入低压放空罐V472，冷凝液相地下溶剂罐V707，V707液位高通过P716送至湿溶剂罐TK704。5.1.6湿溶剂流程湿溶剂罐TK704为停工退剂罐，停工时，贫溶剂经水冷器E714、非芳经P702、粗苯经P704、地下溶剂罐V707来含油溶剂经P716全部退至湿溶剂罐TK704。5.2工艺原则流程图工艺原则流程图另印流程图册。5.3控制流程图控制流程图另印流程图册。六、主要工艺指标和技术经济指标6.1设计工艺指标表6-1装置各塔设计参数项目塔顶温度℃进料温度℃塔底温度℃塔顶压力kPa(g)回流比(对产品)wt溶剂比，wt脱己烷塔97135170902.3－抽提蒸馏塔92100176600.53.5溶剂回收塔64167176-400.65－苯精制塔8115089151.1－脱庚烷塔121141175400.65－二甲苯塔2101612504004.2－表6-2苯产品质量控制设计指标项目指标备注优等品一等品外观清澈透明，无机械杂质及游离水纯度/％（质量分数）≥99.9099.80非芳烃含量/％（质量分数）≤0.100.15甲苯含量/％（质量分数）≤0.050.10噻吩/（mg/kg）≤0.61.0结晶点/℃≥5.455.35颜色（铂-钴色号）/号≤1520总硫含量/（mg/kg）≤1.0酸洗比色酸层颜色应不深于重铬酸钾含量为0.10g/L标准比色液的颜色溴指数/（mgBr/100g）≤20密度（20℃）/（kg/m3）878～881水分/（mg/kg）报告氮/（mg/kg）报告1，4二氧杂环己烷/（mg/kg）报告氯/（mg/kg）报告a在15℃～25℃进行目测；b.允许使用ASTMD848进行测试，控制指标为“≤1”。如有异议，以GB/T201测试结果为准表6-3混合二甲苯产品质量控制设计指标名称指标备注5、混合二甲苯产品3℃混合二甲苯5℃混合二甲苯外观透明液体，无不溶于水及机械杂质颜色（Hazen单位—铂-钴色号）不深于20密度（20℃/(kg/m3)862~868860~870馏程初馏点不低于终馏点不低于总馏程范围不大于137.5141.531371435酸洗比色酸层颜色不深于1000mL稀酸中含0.3g重铬酸钾的标准溶液酸层颜色不深于1000mL稀酸中含0.5g重铬酸钾的标准溶液总硫含量/（mg/kg）不大于2蒸发残余物/(mg/100mL)不大于3铜片腐蚀通过中性试验中性溴指数/(mg/100g)供需双方商定甲苯不大于0.5%6.2设计物料平衡表6-4设计物料平衡序号物料名称收率数据备注wt%kg/h104t/a1进料重整脱戊烷汽油100.0011555197.06自连续重整装置来合计100.0011555197.062出料混合二甲苯39384甲苯32200C9+汽油20824苯9.23106588.95产品出装置C6抽余油10.801248510.49至汽油组分罐合计100.0011555197.066.3设计能源消耗表6-5装置公用工程消耗序号项目消耗量备注1循环水900t/h（最大1200t/h）2电380V760kW33.5MPa蒸汽33t/h4凝结水-37t/h6净化风360Nm3/h7非净化风1800Nm3/h间断，最大8氮气360Nm3/h(最大2400Nm3/h)9除氧水12t/h10新鲜水2t/h生活用水（最大60t/h，开工水运）6.3.1水消耗统计表表6-6水消耗统计表序号单元名称公称规模万吨/年生活给水m3/h生产给水m3/h循环水m3/h连续间断连续间断正常量最大量1苯抽提251609001200表6-7排水水量表序号单元名称公称规模万吨/年含油污水m3/h含盐污水m3/h生活污水m3/h正常量最大量正常量最大量正常量最大量1苯抽提2571（80清净废水）注：括号内数字为间断用量。6.3.2装置电耗统计表表6-8电消耗统计表序号使用地点电压V设备数量(台)设备容量kW轴功率kW年工作量时数年用电量×104KW.h/a备注操作备用操作备用1P601A/B38011555540.858400743.15连续2P602A/B38011303023.18400642.43连续3A601A~D380430×422×4840058.63连续4P701A/B38011303014.81840073.08连续5P702A/B38011373716.738400116.59连续6P703A/B38011303015.88840076.27连续7P704A/B3801303010.12840063.08连续8P705A/B3801111112.17840084.76连续9P706A/B380111011049.948400102.06连续10P707A/B38011330.978400108.53连续11P70838010.250.258400239.65连续12P709A/B3804840099.71连续13P710A/B3801111158400255.19连续14P711A/B6000113737178400374.81连续15P7123801间断16P713A/B380112.22.28400172.37间断17P714A/B38011155.45840015.2间断19P716A/B3801142.33840010.75间断20P717A/B380110.250.25840010.33间断21P718A/B380110.250．2584009.41间断22A701A/B380222×228×2840022.09连续23P401A/B3801118.512.04840048.22间断24P402A/B380113723.9384000.34间断25P403A/B380112212.8984000.21间断38照明用电220201642001.68间断39仪表用电38010884006.72连续合计380526.75352.5394.59连续380间断2201.68间断6.3.3蒸汽耗量统计表表6-9蒸汽耗量统计表序号装置或用户名称规模万吨/年3.5MPa蒸汽凝结水除氧水汽包产汽凝汽机用汽背压机用汽生产用汽间断用汽12#芳烃抽提2533-3746.4设计经济技术指标6.4.1装置能耗计算表表6-10装置能耗计算表项目单位耗量小时耗量能耗指标单位能耗单位数量单位数量单位数量MJ/t123458912电Kw×h/t26.72Kw700.00MJ/Kw×h10.89290.953.5MPa蒸汽t/t1.26t/h33.00MJ/t3684.384640.63凝结水t/t-1.41t/h-37.00MJ/t320.30-452.33循环水t/t11.45t/h900.00MJ/t4.1947.98除氧水t/t0.15t/h4.00MJ/t385.1958.81净化压缩空气Nm3/t13.74Nm3/h360.00MJ/m31.5921.85氮气Nm3/t13.74Nm3/h360.00MJ/m36.2886.29热媒水输出t/t0.00t/hMJ/t120.00-316.00单位耗量和单位能耗基准为抽提蒸馏进料量：26.20t/h合计4378.18104.57千克标油/吨6.5分析化验一览表表6-11控制分析项目及分析方法序号分析项目分析频次试验方法备注正常定期1苯抽提TK701组成1/周SH/T01662脱己烷塔底物馏程1/24GB/T6536密度1/季SH/T0604苯含量1/24SH/T0166辛烷值（RON）按需GB/T5487PONA1/季SH/T0714族组成1/12SH/T01663C7+汽油出装置：馏程1/24GB/T6536密度1/季SH/T0604苯含量按需SH/T0166辛烷值（RON）1/月GB/T5487族组成1/周SH/T01664脱己烷塔顶液密度1/季SH/T0604组成1/12SH/T0166馏程1/季GB/T6536总硫1/月SH/T0689溴指数1/月SH/T06305苯抽提塔进料PONA1/周SH/T0714总硫1/月SH/T0689溴指数1/周SH/T0630组成1/24SH/T01666贫溶剂pH1/周Q/SH3215118水含量1/周Q/SH3215122烃含量1/周Q/SH32151227C6非芳烃组成1/12SH/T0166溶剂3/周Q/SH3215122总硫1/月SH/T0689密度按需SH/T06048富溶剂烃按需Q/SH32151229溶剂回收塔顶苯总硫1/周SH/T0689组成1/12ASTMD4492溴指数1/月SH/T0630硫含量3/周10白土处理苯溴指数按需SH/T063011侧线苯:组成1/12ASTMD4492结晶点1/24GB3145酸洗比色1/24GB/T2012硫含量3/周12苯蒸发塔底:组成3/周ASTMD4492硫含量按需13凝结水站进水：油含量5/周Q/J32150010335-2006铁含量5/周GB/T14418pH5/周GB690414凝结水站产水：油含量5/周Q/J32150010335-2006铁含量5/周GB/T1441815苯产品:酸度按需GB/T264颜色按需GB/T3143中性试验按需GB/T1816结晶点1/罐GB/T3145硫含量1/罐酸洗比色按需GB/T2012蒸发残余按需GB/T320916TK703环丁砜按需Q/SH321512217二甲苯白土罐前组成按需ASTMD6563水含量按需SH/T0246溴指数按需GB1113618脱庚烷塔顶液比重1/24SH/T0604馏程1/24GB/T6536组成1/24ASTMD6563总硫1/月SH/T0253-9219二甲苯白土罐后组成按需ASTMD6563水含量按需SH/T0246溴指数按需SH/T0630；GB1113620二甲苯塔底液比重1/24SH/T0604或GB/T1884馏程1/24GB/T6536溴指数1/周SH/T0630或GB11136胶质不定期GB/T801921混合二甲苯产品溴1/24SH/T0630或GB11136密度1/24SH/T0604或GB/T2013颜色（Hazen单位—铂-钴色号）1/周GB/T3143馏程1/12GB/T13146组成1/12ASTMD6563外观1/12目测酸洗比色1/24GB/T2012总硫3/周SH/T0253蒸发残余物1/周GB/T3209铜片腐蚀1/24GB/T11138博士试验1/24SH/T0174中性试验1/24GB/T1816活性氧按需ASTME-299羰基数按需UOP624甲基乙基苯按需UOP931痕量分析按需UOP93122炉前瓦斯:密度1/月Q/SH3215170H2S1/周Q/SH321596组成1/周Q/SH321510223炉F601烟气:O21/周Q/SH321575CO1/周Q/SH321575CO21/周Q/SH321575七、原料及辅助材料性质7.1主要原料性质芳烃装置原料为2#连续重整装置的脱戊烷重整汽油。分馏部分原料组成如表7-1，苯抽提部分进料组成及进料杂质指标如表7-2和表7-3：表7-1重整脱戊烷汽油组成（wt%）组分烷烃环烷烃芳烃小计C50.50000.50C67.720.389.2417.34C73.040.5523.9227.51C81.830.3034.5236.65C9+0.010.0117.9818.00合计13.111.2485.65100.00表7-2苯抽提进料组成（wt%）组分烷烃环烷烃芳烃小计C52.500.000.002.50C638.901.8746.1286.89C710.420.160.0210.60C80.010.000.000.01C90.000.000.000.00合计51.832.0346.14100.00表7-3苯抽提部分进料杂质指标项目指标外观清澈、透明、无机械杂质水无游离水甲苯≤200mg/kg总硫≤0.5mg/kg颜色（Pt-Co法）≤207.2主要辅助材料性质表7-42#芳烃抽提装置化学药剂消耗序号名称型号或规格年用量吨一次装入量吨预期寿命年1环丁砜溶剂工业级81602惰性瓷球3,6,191553瓷砂1055单乙醇胺工业级1～26白土JH-01500.5～17分子筛精制剂TCDTO-159/35937.2.1环丁砜本装置使用的环丁砜是辽阳精细化工公司与大连理工大学、辽阳石化研究院、天津大学研究院及抚顺研究院等共同研发成功。该产品通过质量管理体系认证、环境管理体系认证、职业健康安全管理体系认证。同时通过了国家质量监督检验中心检测。作用机理：环丁砜是一种溶解力强、选择性好的极性溶剂，大部分有机化合物与聚合物能溶于环丁砜，或与它混溶。表7-5环丁砜性质项目质量指标实测数据外观无色至黄色透明液体淡黄色透明液体密度，30℃，kg/m31260-127012625%馏出温度℃≥282285.395%馏出温度℃≤288285.8热稳定性mgSO2/kg≤161.79水分，Wt%≤3.02.49硫含量，Wt%26.0-27.026.502-环丁烯砜，Wt%≤0.10.01异丙基环丁砜醚，Wt%≤0.01无灰分，Wt%≤0.010.002纯度%≥99.599.9PH值7.5-消泡剂本装置使用的消泡剂是江苏太湖新材料控股有限公司的产品，作用机理消泡剂具有较低表面张力和较高表面活性、能抑制或消除液体中泡沫的物质。该剂在芳烃抽提装置中加入溶剂循环，防止溶剂发泡，抑制泡沫生成，改善溶剂品质。表7-6消泡剂性质检测项目质量指标检测结果外观乳白色液体乳白色液体运动粘度（40℃），mm2/s≥180436.3密度（20℃），g/cm30.93-1.030.975闪点（开口），℃≥280300溶解性溶解于脂肪烃、芳烃、卤代烃等溶剂合格稳定性3700r/min，2h静止3h不分层静止3h不分层7.2.3单乙醇胺单乙醇胺主要在芳烃抽提装置中加入溶剂循环，防止溶剂发泡，抑制泡沫生成，改善溶剂品质。该剂在芳烃抽提装置中加入溶剂循环，调节溶剂的pH值，避免溶剂再沸器和汽提塔换热器造成腐蚀。本品为澄清、无色或淡黄色，微有氨臭，中等黏性的液体。贮藏条件单乙醇胺非常易于吸潮，并且遇光不稳定。水溶液可经热压灭菌。当大量贮藏单乙醇胺时，如果长期贮藏最好使用不锈钢容器。而铜、铜合金、锌、镀锌铁容器均可被胺类逐渐腐蚀，因此不应使用这些材料来制造贮藏容器，单乙醇胺容易吸收空气中水分和CO2；也可以与CO2发生反应。将惰性气体隔离单乙醇胺可阻止这些反应的发生。较少量的单乙醇胺应该置于避光的气密容器内，存放于阴凉、干燥处。安全性单乙醇胺是有刺激性和腐蚀性；虽然有报道本品具有致敏反应，但当将它用于中性注射剂和局部用制剂时，通常没有不良反应。一般而论，单乙醇胺盐的毒性要小于单乙醇胺。操作注意事项当处理单乙醇胺浓溶液时，应该穿戴个人防护装备。例如适当的口罩、耐化学腐蚀的手套、安全眼镜以及其他的防护服装。转移或制备单乙醇胺只能在化学通风橱内进行。单乙醇胺蒸气可沿着表面飘流至远处的燃烧源并飘回原处。遇热的密闭容器可能会爆炸。接触到强氧化剂可能起火。在英国，对于单乙醇胺，短期(15分钟)职业暴露极限浓度为15mg/m3(6ppm)，而长期的暴露极限浓度(8小时TWA)为7.6mg/m3(3ppm)。7.2.4TCDTO-1精制剂TCDTO-1是中海油天津化工研究设计院（下称“天津院”）针对重整生成油装置中烯烃脱除而专门研制的高效精制剂，主要替代活性白土用于PX工艺前端脱除C8+混合芳烃中的微量烯烃，具有操作温区宽、使用周期长、可反复再生等特点。TCDTO-1精制剂的主要活性组分为分子筛。和活性白土相同的是，二者都是通过多孔材料的吸附作用将重整芳烃中极性较强的烯烃选择性吸附，从而达到精制的目的。但二者不同的是，分子筛精制剂的酸量更大、酸分布更合理、酸性更强更稳定，使得分子筛精制剂在使用过程中表现出与白土相比更长的寿命；同时，由于分子筛特有性质，其可以多次再生。表7-7TCDTO-1精制剂性质目单位指标试验方法直径mmΦ1.8～2.3游标卡尺磨耗率％≤0.1GB/T10505.2-1989比表面m2/g500～600氮吸附法孔体积ml/g0.40～0.50氮吸附法氧化钠含量%（质量分数）0.03～1.50XRF抗压强度抗压碎力N/cm≥80GB/T10505.1－1989抗压碎力变异系数≤0.4松装堆积密度g/ml0.50~0.60GB/T6286－1986粒度额定长度比例%（2～10mm≥85GB/T6288－1986条径变异系数≤0.3GB/T6288－1986包装品含水量%（质量分数）≤3.0GB/T10505.4－1989八、产品与中间产品性质及用途8.1主要性质本装置产品为苯、混合二甲苯、汽油调和组分（即C7+馏分）及C6抽余油。苯产品要求达到国家标准GB3405-89中石油苯优级品的质量指标。产品规格详见表8-1,8-2,8-3。表8-1苯产品的技术规格项目指标备注优等品一等品外观清澈透明，无机械杂质及游离水纯度/％（质量分数）≥99.9099.80非芳烃含量/％（质量分数）≤0.100.15甲苯含量/％（质量分数）≤0.050.10噻吩/（mg/kg）≤0.61.0结晶点/℃≥5.455.35颜色（铂-钴色号）/号≤1520总硫含量/（mg/kg）≤1.0酸洗比色酸层颜色应不深于重铬酸钾含量为0.10g/L标准比色液的颜色溴指数/（mgBr/100g）≤20密度（20℃）/（kg/m3）878～881水分/（mg/kg）报告氮/（mg/kg）报告1，4二氧杂环己烷/（mg/kg）报告氯/（mg/kg）报告a在15℃～25℃进行目测；b.允许使用ASTMD848进行测试，控制指标为“≤1”。如有异议，以GB/T201测试结果为准表8-2汽油调和组份（C7+馏分）组成及产量序号项目数据1产量，104t/a77.622产率，wt%（对分馏进料）79.973分子量104.34组成，wt%C6-0.002C731.661C845.825C9+22.512合计100.00表8-3C6非芳规格项目单位预期值苯wt％0.16环丁砜mg/kg≤1表8-4混合二甲苯规格名称指标备注5、混合二甲苯产品3℃混合二甲苯5℃混合二甲苯外观透明液体，无不溶于水及机械杂质颜色（Hazen单位—铂-钴色号）不深于20密度（20℃）/(kg/m3)862~868860~870馏程初馏点不低于终馏点不低于总馏程范围不大于137.5141.531371435酸洗比色酸层颜色不深于1000mL稀酸中含0.3g重铬酸钾的标准溶液酸层颜色不深于1000mL稀酸中含0.5g重铬酸钾的标准溶液总硫含量/（mg/kg）≯2蒸发残余物/(mg/100mL)≯3铜片腐蚀通过中性试验中性溴指数/(mg/100g)≯50甲苯≯0.5%8.2主要产品用途8.2.1苯产品苯是一种重要的化工基础原料，其主要用于合成苯的衍生物。我国纯苯消费结构如下：27.25%用于合成苯乙烯、聚酰胺树脂(环己烷)约占12.65％，苯酚约占11.37％，氯化苯约占10.98％，硝基苯约占9.8％，烷基苯约占7.84％，农用化学品约占5.56％，顺酐约占4.71％，其它医药、轻工及橡胶制品业等约占9.84％。8.2.2混合二甲苯产品二甲苯广泛用于涂料、树脂、染料、油墨等行业做溶剂；用于医药、炸药、农药等行业做合成单体或溶剂；也可作为高辛烷值汽油组分，是有机化工的重要原料。8.2.3高辛烷值汽油调和组分作为公司汽油调和组分的一种，为了达到当前市场上的汽油成品的辛烷值要求，及汽油产品其他指标要求，需要多种汽油之间进行调和，目前公司的汽油产品组成主要有催化汽油，MTBE，重整汽油。重整装置的高辛烷值汽油是汽油中辛烷值调和的重要组分。汽油辛烷值是衡量汽油在气缸内抗爆震燃烧能力的一种数字指标，其值高表示抗爆性好。汽油在气缸中正常燃烧时火焰传播速度为10～20m/s，在爆震燃烧时可达1500～2000m/s。后者会使气缸温度剧升，汽油燃烧不完全，机器强烈震动，从而使输出功率下降，机件受损。汽油辛烷值大，抗震性好，质量也好。8.2.4C6非芳C6非芳主要是链烷烃，辛烷值很低，可以作为汽油调和组分（但是一般不做此用途），由于杂质含量极少，可以用作乙烯裂解原料，或用来生产低沸点溶剂油。目前九江石化主要用于做6#溶剂油产品输出。九、工艺调整原则9.1工艺岗位操作9.1.1抽提蒸馏塔进料缓冲罐TK701调整原则抽提蒸馏塔进料缓冲罐TK701的作用主要有三点，一是在原料因外系统原因中断的情况下，起到缓冲作用，避免进料泵的抽空，造成装置进料中断和机泵损坏。在原料中断的情况下，可以低负荷运行几小时，为装置赢得处理事故的缓冲时间；第二可以通过延长外来原料的停留时间，让原料中夹杂的水分充分分层脱除；第三为防止原料触氧气带进系统造成溶剂的氧化降解，对该罐进行氮气保护。对该罐的操作，主要做好以下几点：控制抽提蒸馏塔进料缓冲罐的液面，防止冒罐或因液位过低造成抽提蒸馏塔进料泵抽空。其液面没有控制系统只有监控系统，正常生产时控制液面60～70％。在装置原料因突发性外因引起进料中断时，需要立即将进料量降低到装置负荷的60%，赢得缓冲时间，联系生产经营处和相关单位供应原料，尽快恢复正常生产。控制好抽提蒸馏塔进料缓冲罐的压力，防止压力过高及过低，甚至负压。压力过高会跳安全阀或损坏设备，过低（甚至负压）不仅可能造成抽提蒸馏塔进料泵抽空或使进料波动，而且造成氧气进入罐内。压力由自力式调节阀PCV70101及PSCV701来调节氮气的补入或排放来平衡。9.1.2抽提蒸馏塔T701的调整原则抽提蒸馏塔是利用溶剂抽提蒸馏分离芳烃和非芳烃的关键设备，设计为浮阀塔，86块塔板。溶剂与进料在塔内进行多级抽提蒸馏，塔顶得到非芳烃产品，塔底得到含芳烃的富溶剂。T701的控制目标是塔底芳烃中非芳烃含量小于1000ppm，而塔顶非芳烃中芳烃含量应小于0.5%。溶剂的性能对芳烃抽提工艺来讲，所选用的溶剂性能如何是决定抽提效果的前提。本装置使用的是当今最为流行的环丁砜溶剂，具有溶解度大、选择性强、稳定性好等优点。在实际操作中要及时再生，以保持溶剂的使用性能。溶剂的水含量越低，对烃的溶解能力越强，有利于避免两个液相，然而保持0.5%～0.8%的水含量方可有效降低溶剂回收塔底温度，对提高溶剂的选择性也有一定好处。溶剂比溶剂比是调节回收率的重要手段，一般溶剂比增大，回收率增加，但芳烃质量下降，并且会增加过程能耗；反之，情况相反。溶剂比的大小根据进料组成和进料量大小来决定，当进料量或进料组成有明显改变时，要及时调整溶剂量，保证溶剂比适当。一般在原料中，芳烃含量高及抽提温度较低时溶剂比可适当高些，反之则可低一点。但此时也要注意到只要保证足够的溶剂抽余油比就可以了，因为这是保证苯回收率的一个重因素。溶剂比过低，使溶剂与油相互溶，抽提不能进行充分，这是应尽力避免的。在一定的操作条件下，芳烃回收率与抽提过程的溶剂比有着直接关系。当抽提原料中的芳烃和回流芳烃被全部溶解时，该过程的芳烃回收率为100%，这时所需的溶剂量为最大溶剂量。但溶剂过量时，溶剂中将溶解较多的非芳烃，从而影响芳烃的纯度。相反，溶剂量过低，芳烃回收率就会减少。溶剂比较低时，芳烃回收率与采用的溶剂比关系甚大。但溶剂比增大到一定程度，原料中芳烃几乎全部被溶解时，再提高溶剂比，已很难再提高芳烃回收率；因此，选择一个合适的溶剂比并使其稳定，对装置长期平稳操作是有利的。本装置抽提塔设计溶剂比：贫溶剂流量/抽提塔进料量=4.32（重量比）。实际生产中，可通过鉴定选择效果较佳溶剂比。由贫溶剂和抽提进料串级调节器FFIC70201控制。溶剂温度温度高则溶剂的溶解度大，但选择性降低，所以在操作中，温度一般是恒定的，只有在原料中重组分显著增多，溶解度降低时，才考虑升高溶剂温度。进塔贫溶剂温度由TV70201调节E702旁路三通调节阀控制，一般情况调节溶剂入塔温度为90～100℃。压力压力稳定是塔操作平稳的一个关键参数，也是体现蒸馏效果的一个参数。T701的操作压力是为了保证塔在液相状态下操作，所以当塔的进出料速率有变化，或进料在较高温度下汽化时，就会影响到压力的波动。采用分程控制系统就可以克服压力波动的影响，即利用PIC70202控制控制放空阀PV70202A及补氮阀PV70202B来实现，二个阀采用分程控制，维持一定恒定的压力，不需作经常的变化，尽量避免其波动，通常压力对抽提油的纯度影响不大。V701的压力控制范围0.04±0.01MPa。灵敏板温度控制灵敏板温度是同时保证芳烃产品纯度和收率的重要手段。当灵敏板温度过低时，芳烃中的非芳烃含量迅速上升，反之，当灵敏板温度过高时，则抽余油中损失的芳烃将大幅度提高，因此，灵敏板温度的控制值必须控制在合理的范围。由于控制系统的滞后大，在实际操作中应密切关注灵敏板区温度的变化，必要时进行手动超前调节，但一定注意调整的幅度不能过大。第55块塔板(灵敏板)温度TICA70207与E704分支蒸汽流量（约为总量的20％）FIC70202串级控制，以微调塔的热平衡。塔底温度塔底温度由塔底重沸器E704主蒸汽流量FICA70203定值控制。凝水罐V702液位由LICA70203调节凝水排出量控制。防止溶剂发泡抽提蒸馏的所谓发泡现象，是指溶剂发泡打乱了塔内的传质过程，造成大量溶剂和芳烃被抽提蒸馏塔顶蒸汽夹带出去。因此为防止发泡现象的发生，通常在抽提蒸馏塔的贫溶剂进料管线上注入消泡剂，即在消泡剂罐V710中加入消泡剂，再用苯稀释成适用溶液，由隔膜泵P717按设定的流量打入进料管中。pH值控制溶剂在使用过程中，长时间处于较高的温度环境下，容易脱出其组成中的—SO2—杂原子，致使余下的分子中存在不饱和键。这些分子会互相作用缩聚成长链，形成一种褐色物质，这种物质对芳烃没有溶解功能，也就是说不起抽提作用，即所谓的溶剂劣化。脱出的—SO2—原子与水作用，呈酸性，对设备具有腐蚀作用。设备腐蚀产生的铁锈等及溶剂劣化缩聚物会对抽提塔内的传质传热造成影响。因此，操作中应维持贫溶剂呈微酸性或中性，一般控制其pH值在5～7。如果贫溶剂的pH值下降，可在药剂罐V711加入单乙醇胺，用无盐水稀释后，由隔膜泵P718按设定的流量打入抽提蒸馏塔贫溶剂进料管中，使其控制系统溶剂的pH值。单乙醇胺可与酸性物作用形成中性盐。塔底液位T701塔底液位由LICA70201与塔底富溶剂排出量FICA70401串级控制，采用均匀调节方案，使T702进料流量较平稳。9.1.3溶剂回收塔T702的调整原则T702主要作用是将芳烃和溶剂分开。塔板为浮阀，塔板数为32块。影响该塔操作主要因数有塔压力、回流比、塔底温度等。塔的残压低，有利于苯和溶剂的分离，但如果残压太低，塔顶空冷出现困难。压力T702在负压（-40KPag）下操作，塔顶残压由PICA70401通过调节真空泵P712入口阀和补氮阀控制，二个阀分程操作，由于二个阀都是风开阀，所以在PV70401A回路上应加反向器。温度在一定真空度的前提下，塔底温度是控制贫溶剂中烃含量的重要手段之一。但太高，也会使塔顶苯产品带溶剂，另外当贫溶剂中含有苯时，此温度应适当高些，没有时可低些。T702塔底温度由重沸器E706出口温度TICA70406与凝水流量FICA70402串级控制。找温差的步骤温差的调节必须缓慢耐心，调节幅度要小，首先找出温差灵敏区，使温差控制在灵敏区内，温差是保证塔顶和塔底产品同时合格的主要手段。平稳塔内操作，给定合适的塔底温度和回流量，使产品质量合格，温差控制在适当位置，此时回流量单参数控制。固定塔底温度，逐渐降低回流量，使温差上升，当上升到某一位置，塔顶苯产品环丁砜含量开始不合格，此时的温差指示值即为温差上限。逐步平稳操作，使产品合格，此时再逐渐增加回流量，使温差下降，当温差下降到某一位置时，塔底贫溶剂含塔顶苯产品，苯含量不合格，且温差反应不灵，此时温差指示为温差下限。影响温差的原因：（1）回流或进料带水；（2）进料量大幅度波动；（3）进料组成变化大；（4）塔底加热量和温度的变化；（5）塔底液面和回流罐液面突然较大幅度地变化；（6）外界气温突变，如暴风雨、雪、雨等天气；（7）仪表失灵；（8）切换回流泵时操作不当。温差在指示范围内，但回流量很小的原因是：（1）冷后温度过低；（2）塔底温度过低。冷后温度过低，破坏了塔内的汽液平衡，汽相过大，液相过小导致产品干点不合格。塔底温度偏低，温差虽然在控制指标内，但使精馏效果变差，影响塔顶轻组分的干点和塔底重组分初馏点。调节方法：（1）提高冷后温度；（2）提高塔底温度在正常范围内。回流比适当的回流比是控制产品不带溶剂的重要手段。但在产品含溶剂量合格的前提下，要使回流比尽可能地少。低回流比既可降低能耗，又可降低贫溶剂烃含量。但当回流比小于0.4时，环丁砜含量会上升，因此适合的回流比可控制在0.5～0.8范围为宜。塔底液面塔底液面应保持平稳，一般控制在60～80%，液面大幅度波动会引起塔内压力的波动。影响塔底液面的因素同抽提蒸馏塔T701相同。汽提水比汽提水比对贫溶剂中烃含量有显著影响，汽提水比一般控制在0.012～0.018即可将贫溶剂中的烃汽提干净。9.1.4溶剂再生系统的调整原则溶剂再生罐V704进料是从循环溶剂分来一股支流（约260kg/h）以排除溶剂中的杂质和降解物，使溶剂得到净化。V704与T702连通，在相近的真空度下运转，为了防止溶剂分解及提高蒸发效果，将用加热器E708在罐底加热，使溶剂自罐V704顶蒸出再送入T702，再生罐V704顶有筛网以阻挡罐顶气体夹带难挥发物。放净氮气后，再由罐底给蒸汽充压至0.05MPa，关闭所有出入口阀，等蒸汽冷却后，罐建立一定的真空度。打开V704与T702顶的连通阀门，使V704与T702同时处于真空系统内，打开连通阀门应该缓慢进行，防止T702塔内压力突变。由FIC70601控制流量向V704进溶剂，使其液位达到70%左右。投用溶剂再生罐加热器E708。当E708投入使用后，V704液位将开始下降。V704应引入溶剂进料以维持其液位，当液位稳定时LICA70601与FIC70601投串级控制。通过增加FIC70601的流量来提高溶剂进料流量。溶剂再生罐底温度控制在170-178℃。在抽提系统运转时再生系统的停车切断溶剂再生塔的进料，关流量控制阀FV70601及其前后截止阀。逐渐减少溶剂再生塔底E708的加热，至液面消失、还要加热继续加热5至10分钟，将塔内溶剂尽量蒸出，将汽提汽改向直接进入T702，然后关闭E708的蒸汽进口阀，停止加热。将溶剂再生塔与其它系统隔断，使其自然冷却或充入氮气冷却下来。当溶剂再生塔内温度低于60℃通过罐底吹扫蒸汽吹扫V704，吹扫后由罐顶放空口向再生塔补充的冷凝水，清洗再生塔，冷凝液分批排出，直到冷凝液相当清洁为止。9.1.6苯蒸发塔T703的操作原则苯蒸发塔的主要作用是脱除苯中的微量重组分。苯塔T703有15块塔板，塔釜液位由LICA70901控制E711贫溶剂量的旁路来控制液位。回流罐V706液位由LICA71001与回流量FICA71001串级控制，实现全回流，水包界位由LICA71002调节排水量，以脱除少量苯中水。第5块塔板侧线抽出量FFIC71201与FICA71001串级控制。苯产品调节操作苯产品酸洗比色不合格原因：（1）白土罐部分操作不正常；（2）抽提油中轻质烯烃和极性化合物含量高；（3）分析误差。处理：（1）控制白土罐部分正常操作；（2）及时向生产经营处反映和联系上游装置进行调整，消除抽提不合格的因素；（3）联系化验加样复查。苯馏程不合格原因：（1）温差控制失灵或不在灵敏区内；（2）原料含水；（3）苯回流初馏点低；（4）塔的负荷过大；（5）苯纯度低，带环烷烃；（6）设备泄漏；（7）分析误差。处理：（1）控制温差在灵敏区内；（2）加强V703脱水；（3）降低塔的负荷；（4）调整抽提的操作，保证质量；（5）联系检修设备；（6）联系化验复查。苯冰点不合格原因：（1）重整反应深度不够，抽提进料中环烷烃多；（2）抽提油中含轻质非芳烃高；（3）塔底温度过高，苯产品中甲苯含量超标；（4）温差范围控制不合适；（5）塔顶回流量小或泵发生故障，终止回流；（6）改循环操作不当，串线污染；（7）仪表控制失灵；（8）分析误差。处理：（1）联系生产经营处、重整装置岗位，调整重整操作；（2）调整抽提操作，使苯合格；（3）原料的甲苯含量要控制在指标范围之内；（4）控制温差在适宜范围；（5）根据具体情况，维持合适的回流量；（6）改循环或分罐时应先关后开，避免窜油；（7）检查校验仪表；（8）联系化验复查。9.1.7脱庚烷塔T602的操作原则脱庚烷塔主要是脱除C7+汽油中的C7芳烃及少量的C7非芳，进料自T601底部来，塔顶热料先经过热媒水换热器E604冷却后再经空冷A602冷却。T602的塔底热源为二甲苯苯塔顶高温油气。压力T602在塔顶压力控制在0.06MPa操作，塔顶压力由PIC60402AB二个阀分程操作，A氮气为充压，B为不凝气排放至火炬。分程控制下T602的顶压能够稳定控制。温度在一定压力的前提下，塔底温度是保证脱烯烃系统及二甲苯塔进料物料质量的重要参数。温度太低会导致进料中夹带甲苯超标，影响产品质量，温度过高会影响混合二甲苯产品中的对二甲苯含量偏于指标。影响温塔底度的原因：（1）回流或进料带水；（2）进料量大幅度波动；（3）进料组成变化大；（4）塔底加热量和温度的变化；（5）塔底液面和回流罐液面突然较大幅度地变化；（6）外界气温突变，如暴风雨、雪、雨等天气；（7）仪表失灵；（8）切换回流泵时操作不当。温差在指示范围内，但回流量很小的原因是：（1）冷后温度过低；（2）塔底温度过低。冷后温度过低，破坏了塔内的汽液平衡，汽相过大，液相过小导致产品干点不合格。塔底温度偏低，温差虽然在控制指标内，但使精馏效果变差，影响塔顶轻组分的干点和塔底重组分初馏点。调节方法：（1）提高冷后温度；（2）提高塔底温度在正常范围内。回流比适当的回流比是控制塔顶塔底物料合格的重要条件。较低的回流比能够有效节能降耗。但当回流比小于0.55时，T602的分馏效果明显不能满足分离要求，因此适合的回流比非常关键，可控制在0.7～0.8范围为宜。塔底液面塔底液面应保持平稳，一般控制在60～80%，液面大幅度波动会引起塔内压力的波动。影响塔底液面的因素同抽提蒸馏塔T701相同。9.1.8脱烯烃系统的操作原则二甲苯单元的脱烯烃系统，脱烯烃系统主要是为了脱除C8+芳烃中的微量烯烃，保证混合二苯产品溴指数合格，传统的白土脱烯烃白土更换频繁，劳动强度大，废剂多不环保。目前是采用普通白土在前，分子筛精制剂在后的串联流程，一次使用寿命提高至2年，白土进料前设置一台冷却器E608，设置一台加热器E607，主要是在为了延长白土及精制剂的使用寿命，在投用前期投用E608冷却至135℃，末期需要投用E607加热物料使温度升高至210℃。压力脱烯烃系统的压力稳定控制在1.5MPa~1.65MPa，不得超过1.75MPa，不得高于V605罐顶安全阀起跳压力，压力是白土脱烯烃和分子筛精制剂反应条件之一，但是不作为调整手段。温度白土及精制剂系统的温度控制是关键，是脱烯烃反应的唯一可调整手段，科学合理的温度控制是保证脱烯烃系统寿命的关键，温度的控制必须按照主管技术人员的规定进行控制，正常工况下不得波动5℃，正常工况下自动控制。影响温度的原因：（1）E608循环水波动；（2）E607蒸汽热源波动；（3）T602的压力波动；（4）温控阀TIC60803的波动。9.1.9二甲苯塔的操作原则二甲苯塔T603的主要作用是分离混合二甲苯和C9+芳烃，T603塔板为浮