苯加氫工藝流程

1、苯加氫工藝流程苯加氫工藝流程苯加氫工藝流程V:1.0精細整理，僅供參考 苯加氫工藝流程日期：20 xx年X月化工有限公司10萬噸/年粗苯加氫精制裝置工藝流程 2008年10月份第一章工藝流程說明1. 加氫100單元 概述加氫100單元包括蒸發(fā)部分，反應部分，和穩(wěn)定塔。蒸發(fā)部分主要包括預蒸發(fā)器E-101A/E和帶有多段蒸發(fā)器重沸器E-102A/B的多段蒸發(fā)器T-101。預反應器R-101和帶有主反應器加熱爐H-101的主反應器R-102構(gòu)成反應部分的關鍵設備。原料（焦化輕油=COLO）在反應部分進行處理，像硫、氧和氮化合物雜質(zhì)，在升溫和加壓下經(jīng)過催化劑加氫處理掉。另外，導致形成聚合物和結(jié)焦的不飽

2、和碳氫物，石蠟和二烯烴變成飽和。芳香烴幾乎完全保存下來。所需要的新鮮氫氣由制氫單元提供。通過換熱器的特殊結(jié)構(gòu)來回收熱量，用反應后的出料作為一個熱源。 工藝描述 焦化輕油（COLO）由罐區(qū)粗苯罐V-6101A/B/C/D，經(jīng)粗苯泵送到主裝置區(qū)。首先經(jīng)原料過濾器F-101A/B（過濾器的作用是除掉可能在焦化輕油中存在的固體顆粒和聚合體）進入原料緩沖槽V-101，然后流到原料泵P-101A/B。經(jīng)過這個泵，原料被升壓到大約（g）操作壓力，與從循環(huán)氣壓縮機C-102A/B來的循環(huán)氣體混合，通過預蒸發(fā)器的混合噴嘴J-101A進入預蒸發(fā)器E-101A中，在預蒸發(fā)器E-101A-E中原料與主反應物流逆向預熱

3、和部分蒸發(fā)多段蒸發(fā)器底部操作壓力大約是 Mpa（g）（SOR,CaseB/EOR,CaseC）和操作溫度大約是209（CaseA）到213（CaseC）。蒸發(fā)所需總熱量是由被反應物料加熱的多段蒸發(fā)器重沸器E-102A/B來提供。最底塔盤下的液體在多段蒸發(fā)器混合噴嘴J-103與從隔阻器來的蒸氣混合，噴回塔內(nèi)。少量的焦化輕油（大約是總原料量的10%）作為回流送入多段蒸發(fā)器的頂部。為了避免物料進一步處理的任何困難，從底部將一定量的高沸點化合物作為殘油排出。殘油被釋放到殘油閃蒸槽V-103，在大約 Mpa（g）低壓下輕餾分被閃蒸出以蒸氣形式送回到原料緩沖槽V-101。剩余的高沸點液體通過殘油泵P-10

4、5A/B送出界區(qū)。從多段蒸發(fā)器T-101頂部出來蒸氣狀的物料經(jīng)過蒸發(fā)加熱器E-103逆向被反應物料進一步加熱。然后以最低198（SOR,CaseA）到219（EOR,CaseA）送到預反應器R-101的底部。逆流而上經(jīng)過催化劑床層，在活性很高的NiMo催化劑上二烯烴和苯乙烯基本上被飽和。由于是放熱反應,反應器出口溫度上升到大約210-230，這取決于催化劑使用周期和進口溫度。預反應器物料的溫度通過E-103由主反應器產(chǎn)品物料來控制。高沸點液體化合物從R-101底部抽出送到殘油閃蒸槽V-103。預反應器出來的物料通過主反應器換熱器E-104被主反應物料加熱，然后在主反應加熱爐H-101中進一步加

5、熱。主反應器頂部的進口溫度在280（SOR,allCases）到343（EOR,CaseB）之間變動?？紤]到新催化劑開工，由于催化劑高活性可以將主反應器進口溫度降到大約260。此外，假如開工和催化劑再生時也用H-101。在R-102，物料從上而下經(jīng)過CoMo催化劑床層，發(fā)生脫硫、脫氮和烯烴飽和。由于放熱反應，反應器的出口溫度上升到308（SOR,Case B）和370（EOR all Cases），氫氣的分壓最低為(a)。在預反應器R-101中，二硫化碳、包括少量的硫組分和聚合體像烯烴和苯乙烯形成的化合物通過在硫化過的NiMo催化劑加氫處理去掉，催化劑的活性溫度范圍為185-230。主要反應如

6、下：烯烴和其它不飽和碳氫物的轉(zhuǎn)化環(huán)戊二烯+氫氣=環(huán)戊烯烴 C5H6+H2=C5H8 環(huán)己二烯+氫氣=環(huán)己烯烴 C6H8+H2=C6H10 其它二烯烴+氫氣=單烯烴CnH2n-2+H2=CnH2n苯乙烯+氫氣=乙基苯C8H8+H2=C8H10茚+氫氣=二氫化茚C9H8+H2=C9H10甲基-苯乙烯+氫氣=甲基-乙基苯C9H10+H2=C9H12硫化物的加氫二硫化碳+氫氣=甲烷+硫化氫CS2+4H2=CH4乙基硫醇+氫氣=乙烷+硫化氫C2H6S+H2=C2H6+H2S預反應器物料通過主反應器R-102中專門硫化過的CoMo催化劑進行加氫處理，不飽和烯烴和相應的不飽和化合物完全反應。主要是噻吩的硫化

7、物、氧化物和氮組分轉(zhuǎn)化為碳氫物、硫化氫、水和氨。為了避免產(chǎn)量損失，芳香環(huán)抑制加氫。主要的反應如下：直鏈烯烴和帶有支鏈烯烴的飽和單烯烴+氫氣=烷烴 CnH2n+H2=CnH2n+2環(huán)烯烴的飽和單環(huán)烯烴+氫氣=環(huán)烷烴CnH2n-2+H2=CnH2n硫化物加氫C4H4S+4H2=C4H10+H2S氧化物的加氫酚+氫氣=苯+水C6H6O+H2=C6H6+ H2O氧茚+氫氣=乙基苯+水C8H6O+3H2=C8H10+ H2O氮化物的加氫嘧啶+氫氣=戊烷+氨C5H5N+5H2=C5H12+NH3 吡咯+氫氣=丁烷+氨C4H5N+4H2=C4H10+NH3 甲基吡啶+氫氣=己烷+氨C6H7N+5H2=C6H

8、14+NH3 芳香烴加氫（不希望的反應）苯+氫氣=環(huán)己烷C6H6+3H2=C6H12甲苯+氫氣=甲基環(huán)己烷C7H8+3H2=C7H14乙基苯+氫氣=乙基環(huán)己烷C8H10+3H2=C8H16其它芳香烴+氫氣=其它環(huán)己烷CnH2n-6+3H2=CnH2n在操作周期期間，反應器R-101和R-102中催化劑活性將降低。在脫焦操作期間，利用蒸汽和空氣燃燒催化劑上的沉淀物可以恢復全部活性。主反應產(chǎn)品物料經(jīng)過換熱器E-104，E-103，E-102A/B冷卻，并在E-101A-E部分冷凝。通過軟水泵P-102A/B連續(xù)將軟水緩沖槽V-104來的軟水注入，來溶解E-101C,E-101B和E-101A下游中

9、像NH4Cl和NH4HS這樣鹽的沉積物。通過反應產(chǎn)品冷卻器E-106反應物料最后將冷卻到40。隨后物流在分離器V-102中分離成氣相和兩個液相。由注入水產(chǎn)生的累積的廢水主要從分離器的分水包中抽出并排出界區(qū)。通過循環(huán)氣捕集槽V-105，氣相作為循環(huán)氣送到循環(huán)氣壓縮機C-102A/B。在壓縮到所要求的壓力大約(a)(SOR/EOR)后，循環(huán)氣體再流回到反應部分。通過提供反應部分的新氫氣來控制反應的壓力。新氫氣由制氫單元供應。新氫氣經(jīng)過補充氫氣壓縮機C-101A/B壓縮達到大約(g),然后通過V-105送到循環(huán)氣體壓縮機C-102A/B。分離器V-102中液相碳氫物在穩(wěn)定塔物料預熱器E-107中開始

10、預先加熱到大約100，隨后送到穩(wěn)定塔T-102。穩(wěn)定塔T-102在大約 Mpa(g)壓力和相應的頂部溫度大約90下運行。T-102底部條件是大約 Mpa(g)和158。必要的外部熱量通過熱油加熱穩(wěn)定塔再沸器E-108來提供。從穩(wěn)定塔頂部離開的溶解氣和產(chǎn)品蒸氣在穩(wěn)定塔冷凝器E-109部分冷凝和冷卻到大約67，送到穩(wěn)定塔的回流槽V-106。在此，氣體從液相中分離出來送到穩(wěn)定塔排放氣冷卻器E-110進一步冷卻和分離少量冷凝的碳氫物。最終穩(wěn)定塔的排放氣送出界區(qū)。收集到V-106分水包中少量的廢水送到界區(qū)外的廢水處理。穩(wěn)定塔回流槽V-106中的液體產(chǎn)品通過穩(wěn)定塔回流泵P-103A/B作為回流送回到穩(wěn)定塔

11、的頂部。從穩(wěn)定塔底部抽出的BTX餾分通過穩(wěn)定塔物料預熱器E-107加熱穩(wěn)定塔的進料，再送到預蒸餾200單元。預蒸餾200單元概述合同工廠由下面部分構(gòu)成：預蒸餾塔T-201熱油系統(tǒng)原料部分，100單元加氫處理BTXS物料在200單元加工處理，適當?shù)谋?甲苯部分被回收作為萃取蒸餾300單元的物料。底部物料直接送到二甲苯蒸發(fā)400單元。工藝過程描述看工藝流程圖UBS-VT-FB-00005,UBS-VT-FB-00011。預蒸餾塔T-201從加氫精制100單元來的BTXS物料通過流量控制直接送到預蒸餾200單元。在預蒸餾200單元，加氫處理BTXS物料分離成塔頂部的相當于BT餾份苯/甲苯和塔底部的相

12、當于XS餾份二甲苯。蒸餾在塔頂大約(g)壓力下運行。從塔頂來的BT蒸氣在預蒸餾冷凝器E-203冷凝，收集到預蒸餾回流槽V-202中。通過預蒸餾回流泵P-202A/B將蒸餾所要求的回流送回到預蒸餾塔T-201。剩余的BT餾份通過泵P-202A/B直接送到萃取蒸餾300單元的塔T-301中，對純苯和甲苯進行回收。預蒸餾塔T-201底部通過預蒸餾重沸器E-202被加熱到大約190（Case B）-197(Case C)。底部產(chǎn)品XS餾份通過預蒸餾底部泵P-201熱油系統(tǒng)工藝過程所需要的熱是通過一個單獨熱油系統(tǒng)來提供的。這個熱油系統(tǒng)是一個封閉的循環(huán)系統(tǒng)，加熱粗苯精制中一些設備消耗。熱油系統(tǒng)PK-201

13、單元包括加熱油爐（PK-201-H01）、燃料氣槽（PK-201-V01）、燃料氣過濾器（PK-201-F01）、熱油過濾器（PK-201-F02a/ab）、熱油膨脹/存貯槽（PK-201-V02）、熱油排放槽（PK-201-V03）、熱油循環(huán)泵和（PK-201-P01A/B/C, PK-201-P02A/B, PK-201-P03A合成熱交換液體T55用作熱油。T55提供了包括熱穩(wěn)定性和低蒸氣壓的高溫性能。以大約240溫度從不同消耗者回來的熱油首先進入熱油的循環(huán)泵PK-201-P01A/B/C。常設的過濾器（PK-201-F02 A/B）安裝在這些泵的旁路，允許過濾少量液體回到泵入口。熱油送

14、到熱油加熱爐（PK-201-H01），加熱到280。熱油流量達到大約686m3/h。燃燒器點燃焦爐煤氣和由燃燒空氣鼓風機（PK-201-C01A由于多個消耗者不同的溫度標準，安裝了一個三回路系統(tǒng)。熱油的最高溫度是由帶有熱油進口溫度達到280（回路1）的汽提塔重沸器E-308和二甲苯塔重沸器E-401來決定的。因而，熱油爐PK-201-H01出口最高溫度選擇為280?；芈?的熱消耗者是預蒸餾重沸器E-202，萃取蒸餾重沸器E-303和溶劑再生蒸發(fā)器E-316。為了排除形成油膜溫度的風險，熱油供應250溫度被考慮，這通過熱油循環(huán)泵（PK-201-P02由于同樣的原因，第三回路（回路3）在熱油進口溫

15、度200下運行，準備給穩(wěn)定塔再沸器E-108和BT塔再沸器E-312提供所需要的熱量。通過熱油循環(huán)泵（PK-201-P03A/B）加入冷的熱油來達到回路3中熱油溫度熱油膨脹/存貯槽（PK-201-V02）是由一個放置在存貯槽上面的膨脹槽構(gòu)成。膨脹槽容許熱油的膨脹和排放熱油老化過程中產(chǎn)生的低沸點成份。槽以一定的海拔放置在循環(huán)泵的上游，以至于槽正常水平面位于系統(tǒng)中最高點。存貯槽能夠容納熱油系統(tǒng)的整個總量。熱油膨脹/存貯槽需要氮氣來密封。為了避免在低溫下增加熱油的粘性，熱油存貯槽由外部低壓蒸汽盤管加熱。在回路中所有的低點都與熱油排放槽PK-201-V03相連。排放槽配有液下熱油填充泵PK-201-P

16、04，通過該泵熱油可以回到熱油存貯槽。熱油填充泵也可以用來補充回路熱油。需要用氮氣密封。熱油排放槽配有外部低壓蒸汽盤管。 萃取蒸餾300單元 概述BT萃取蒸餾300單元的物料是上游的預蒸餾塔T-201的頂部BT餾份，直接來源于200單元。單元物料包括苯、甲苯和非芳香烴。在萃取蒸餾單元，通過溶劑甲酰嗎啉將苯和甲苯與非芳香烴分離。通過加入甲酰嗎啉作為溶劑，使蒸氣壓力改變，通過蒸發(fā)非芳香烴能從芳香烴（苯和甲苯）中除去。合同工廠300單元包括下面部分：B/T萃取蒸餾塔汽提塔溶劑再生真空單元BT塔萃取蒸餾塔（ED-塔）頂部蒸氣中的少量溶劑通過分餾法從非芳香烴中分離出去。ED-塔的底部產(chǎn)品是由包括芳香烴和

17、很少量非芳香烴的溶劑（富溶劑）構(gòu)成，送到汽提塔T-302中。在汽提塔中，在真空下通過蒸餾 純芳香烴作為頂部產(chǎn)品產(chǎn)出。從汽提塔底部出來的汽提熱溶劑（貧溶劑）送到一些換熱器換熱，最后循環(huán)回到萃取蒸餾塔的頂部。部分貧溶劑間歇性的送到溶劑再生槽，真空下將少量的高沸點產(chǎn)品蒸餾出。再生溶劑回到溶劑回路。濃縮的高沸點產(chǎn)品/聚合體間斷地裝到桶內(nèi)。開始填充的新鮮溶劑和補充溶劑存貯在新溶劑槽V-502中，通過新溶劑泵P-502送入工藝過程中。從汽提塔頂部來得BT餾份(純芳香烴)送到BT塔T-303,在BT塔中純苯作為頂部產(chǎn)品回收。頂部蒸氣在BT塔冷凝器E-313冷凝，通過BT-塔回流泵P-306A/B一部分打回流

18、，一部分在苯冷卻器E-315中冷卻后送出界外。在塔的底部回收純甲苯，經(jīng)甲苯冷卻器E-314冷卻后送出界區(qū)。 伍德的萃取蒸餾過程的工藝特性（莫非蘭）莫非蘭工藝的一個特性就是用在很多方面優(yōu)于傳統(tǒng)溶劑的甲酰嗎啉（NFM）作為溶劑。N-甲酰嗎啉的優(yōu)點描述如下：N-甲酰嗎啉 CH2 CH2 H4-甲酰嗎啉 O N C 4-嗎啉羧基醛 CH2 CH2 O甲酰嗎啉 結(jié)構(gòu)選擇性和溶劑有效性最佳結(jié)合：溶劑的高選擇性和有效性是有效萃取蒸餾的先決條件。這些是N-甲酰嗎啉的顯著特性。因此，從分別含有高殘留組分的物料中回收高純度的芳香烴是可能的，這以前僅可以通過昂貴的液液萃取來做的。涉及到高純度芳香烴回收的一個問題是石

19、蠟和烷烴雜質(zhì)的分離，這些雜質(zhì)和芳香烴有同樣范圍的沸點，經(jīng)常形成共沸化合物。如果要求高產(chǎn)量和高純度，這個問題不能通過簡單蒸發(fā)來經(jīng)濟地解決。在莫非蘭萃取蒸餾工藝中，甲酰嗎啉的高選擇性和有效性結(jié)合改變了物料成分的蒸氣壓力，石蠟、烷烴以這樣方式通過蒸發(fā)除掉。和目前所用的其它提純過程如液-液萃取、加壓蒸餾、共沸蒸餾或結(jié)晶化比較，采用N-甲酰嗎啉的萃取蒸餾提供了一個解決很多分離問題的最佳方法。持久的熱穩(wěn)定性：在220連續(xù)操作下，N-甲酰嗎啉允許76103Kj(18000kcal)/m2/hr的熱交換率。無腐蝕影響：N-甲酰嗎啉顯弱堿性。與水1：1混合的樣本PH值為。在連續(xù)操作中，這個PH值不會改變。在設備

20、中沒腐蝕發(fā)生。這樣碳鋼始終可以被用。在相似的條件下，很多溶劑用到現(xiàn)在形成了酸性分解物，這會產(chǎn)生腐蝕。好的化學穩(wěn)定性：溶劑對聚合或結(jié)膠的敏感性是極其低的。溶劑消耗和溶劑再生費用也相應的很低。盡管在通常情況下，物料中不包含氯化物，它們僅僅可能通過作液壓試驗的水進入循環(huán)中，但在NFM循環(huán)中積累了氯化物。NFM循環(huán)中，氯化物會引起腐蝕增加。過程中用于水壓試驗和沖洗的水在NFM加入前應可能徹底從過程中除掉。在操作過程中，水會導致NFM分解。無毒性:N-甲酰嗎啉幾乎沒有毒。這是進行田鼠、老鼠和兔子試驗的結(jié)果。N-甲酰嗎啉也沒有刺激影響。通過微生物的生物分解試驗，表明N-甲酰嗎啉對廢水提純單元生態(tài)沒有毒害影

21、響。低價格：N-甲酰嗎啉以有利的價格進行大規(guī)模生產(chǎn)。自從1969年來，在商業(yè)化規(guī)模工廠甲酰嗎啉作為溶劑用，取得了很大成功。N-甲酰嗎啉在歐盟、美國和日本注冊。N-甲酰嗎啉由BAST AG生產(chǎn)。其它特性：在頁底圖表1顯示了NFM的一些物理數(shù)據(jù)和特性。從安全觀點來說，閃點和自燃點是如此高以至于沒必要去采取具體措施。分子量 115沸點 243熔點 23密度(在20) 1153kg/m3閃點 125自燃點 370PH-值(與水1:1混合) 熱熔:在20=kgk在50=kgk在100=kgk在150=kgk在沸點的汽化熱: kj/kg折射指數(shù)nD25: 粘度(30): ; 與苯和甲苯任意比混合，與水任意

22、比混合，不與C6-C9-碳氫物形成共沸物圖表1：N-甲酰嗎啉（NFM）的特性純NFM的溫度不允許下降到大約30以下，因為這有凝固的危險。如果必要，通過用芳香烴稀釋可以降低凝固點（看下面圖表2）。圖表2：在大氣壓下N-甲酰嗎啉（NFM）的凝固點 工藝過程描述看PID圖:UBS-VT-FB-00006, UBS-VT-FB-00007, UBS-VT-FB-00008萃取蒸餾塔T-301從200單元來的（BT餾份）物料在流量的控制下直接送到ED塔T-301的中部。經(jīng)過ED進料預熱器E-301，物料與熱貧溶劑換熱被預加熱到大約105。ED塔T-301在頂部壓力為大約(g)下運行，并由兩部分構(gòu)成：萃取

23、蒸餾發(fā)生的底部和通過分餾法從非芳香烴中回收溶劑的上部。在ED塔萃取蒸餾部分（底部），芳香烴（苯，甲苯）通過溶劑NFM從非芳香烴中分離出。溶劑送入萃取蒸餾部分的頂部，而物料送入該部分的中部。分離所要求的溶劑條件是溶劑/物料比率約為6-7kgNFM/kgED-物料，并ED塔進口溫度大約為120。所要求溶劑溫度通過溶劑冷卻器E-302出口溫度的控制來調(diào)整。從萃取蒸餾部分出來的蒸氣包括了幾乎全部的非芳香烴，較少的芳香烴和微量的溶劑。溶劑在ED塔的溶劑回收部分（上部）回收。從ED塔T-301頂部出來不含NFM的非芳香烴蒸氣通過ED冷凝器E-306冷凝，收集到ED回流槽V-301(在大約72)。部分液態(tài)非

24、芳香烴通過ED回流泵P-302A/B作為回流送回到ED塔T-301頂部，剩余部分通過非芳香烴冷卻器E-307冷卻到40并作為殘油產(chǎn)品送出界區(qū)。為了循環(huán)非芳香烴到E-301上游的ED塔物料管線，提供一個附加管線。在大約175下，ED塔的底部產(chǎn)品由溶劑和溶解的芳香烴（富溶劑）構(gòu)成。富溶劑通過ED塔底部泵P-301A/B送到汽提塔T-302，為了從溶劑中提取芳香烴。對于ED塔萃取蒸餾所需要的熱量通過ED重沸器E-304和E-305與熱貧溶劑換熱和通過ED重沸器E-303用熱油來提供。汽提塔T-302在汽提塔T-302，芳香烴（苯和甲苯）在真空下通過蒸發(fā)從溶劑中分離出來。為了降低沸騰的溫度，塔在塔頂壓

25、力大約為(a)下運行。通過這種方式，避免了NFM的分解和降低了所要求的進口熱量。加熱底部到大約210所需要的熱量是通過汽提塔重沸器E-308由熱油提供給汽提塔底部的。以大約55從汽提塔頂部出來的芳香烴蒸氣在汽提塔冷凝器E-310冷凝，收集到汽提塔回流罐V-302。頂部的部分純芳香烴（苯和甲苯）產(chǎn)品將送到BT塔T-303。冷凝的部分芳香烴作為回流送回到汽提塔T-302的頂部。通過汽提回流泵P-304A/B，回流液送回到塔中，起到在汽提塔頂部除去溶劑蒸氣上升的作用。在物料進口處閃蒸蒸發(fā)的溶劑被芳香烴回流液洗滌，進而進入底部。提供一條到E-301上游ED塔物料管線的附加管線，是為了循環(huán)部分或全部頂部

26、產(chǎn)品（純芳香烴和不合格產(chǎn)品）。從汽提塔底部抽出的汽提熱貧溶劑通過汽提底部泵P-303A/B送到ED重沸器和ED重沸器（E-304和E-305），BT塔重沸器E-317和ED進料預熱器E-301進行熱回收。最終，貧溶劑通過溶劑冷卻器E-302冷卻到所要求的溶劑物料溫度約120，送到ED 塔T-301的頂部。汽提塔T-302真空是通過萃取蒸餾真空單元PK-301產(chǎn)生的。過程中的NFM溶劑用作液環(huán)真空泵的循環(huán)密封液。為了去除密封液中吸收的苯/甲苯和降熱，通過真空單元的溶劑泵部分循環(huán)密封液送到汽提塔T-302。等量的貧溶劑從貧溶劑循環(huán)系統(tǒng)中通過溶劑再生冷凝器E-311送回到真空單元PK-301。萃取蒸

27、餾真空單元PK-301萃取蒸餾真空單元PK-301產(chǎn)生汽提塔和溶劑再生的真空。真空泵是用NFM溶劑作為密封介質(zhì)的液環(huán)泵。從溶劑冷卻器E-302來的少量NFM通過溶劑再生冷凝器E-311（在此用作冷卻器）連續(xù)送到真空單元的溶劑槽。通過液位控制，多余的NFM從真空單元溶劑槽抽出，憑借真空單元的溶劑泵送到汽提塔T-302。當再生停止時，僅一個液環(huán)真空泵在運轉(zhuǎn)去維持汽提塔T-302的真空。在正常操作下，第二個液環(huán)真空泵通常作為汽提系統(tǒng)的備用泵，或如果再生進行，該泵作為溶劑再生系統(tǒng)泵。加入到真空單元溶劑槽的氮氣作為密封氣體，替代放空管線中冷凝氣和稀釋泄漏到系統(tǒng)中任何氣體。附加的氮氣作為液環(huán)真空泵氣體平衡

28、器。真空單元溶劑槽的排放氣釋放到主反應器加熱爐H-101中燒掉。為了避免NFM溶劑結(jié)晶，真空單元的所有管線和設備都必須保溫和配有伴熱。溶劑再生溶劑再生單元包含帶有內(nèi)部盤管熱油加熱溶劑再生蒸發(fā)器E-316的溶劑再生槽V-303和溶劑再生冷凝器E-311。所需要的真空通過真空單元PK-301中備用的液環(huán)真空泵來產(chǎn)生。除了根據(jù)操作中經(jīng)驗（NFM的暗度）之外，工廠正常操作期間溶劑發(fā)生再生，通常一年進行兩次（每次兩周）。再生的頻率和持續(xù)時間必須適當。對于再生，熱貧溶劑的部分物料（汽提塔T-302底部物料）間歇性的送到溶劑再生槽V-303，在真空（在再生最后階段約為(a)）下從少量的高沸點物分解/聚合產(chǎn)品

29、中蒸餾出。從溶劑再生槽V-303上升的再生溶劑蒸氣在溶劑再生冷凝器E-311冷凝，通過真空單元溶劑槽和真空單元的溶劑泵送回到溶劑回路中。溶劑再生槽V-303濃縮的聚合體間歇性放入桶里。廢物體積量很小，它可以在界區(qū)外分批燒掉或混合到重燃油中。溶劑再生冷凝器E-311有兩個作用：正常操作期間，真空單元密封液（循環(huán)溶劑）的冷卻溶劑再生期間，附加作為再生溶劑的冷凝。溶劑再生單元的所有管線都必須保溫和配有伴熱。溶劑再生槽V-303和溶劑再生冷凝器E-311需要保溫。持續(xù)提供的冷卻水必須確保一個不達到NFM凝固點（23）的溫度。 BT塔T-303苯和甲苯分離通常是對BT餾份（純芳香烴）兩相蒸餾，苯在塔頂部

30、回收，甲苯在塔的底部。來自汽提塔回流槽V-302的BT餾份物流通過汽提回流泵P-304A/B排出，以約51送到BT塔T-303。從BT塔T-303頂部約97出來的純苯蒸氣在BT塔冷凝器E-313冷凝，液體收集在BT塔的回流槽V-304中。蒸餾所需要的回流液通過BT塔回流泵P-306A/B塔底部產(chǎn)品甲苯在約139下回收，通過BT塔底部泵P-305A/B經(jīng)過在甲苯冷卻器E-314最終冷卻和粘土處理器R-301A/B通過在BT塔重沸器E-312用熱油和在BT塔重沸器E-317用貧溶劑使塔再沸。工藝特性萃取蒸餾塔萃取蒸餾部分用作分離芳香烴和包含在物料中的非芳香烴。這個分離在通常的蒸餾條件下是不可能完成

31、。僅因為加入萃取蒸餾塔頂部N-甲酰嗎啉溶劑的作用，芳香烴與非芳香烴選擇性分離發(fā)生了。萃取劑NFM的作用是以它改變成分蒸氣壓力的特性為根據(jù)的。這意味著原先有低沸點或大約與非芳香烴有相同沸點的溶解在NFM中的芳香烴，降低揮發(fā)性，因而可以在ED塔T-301底部抽出。幾乎不在NFM中溶解非芳香烴蒸氣從萃取蒸餾部分頂部出來，進入ED塔的溶劑回收部分。萬一負荷變化，預先設定的溶劑比值不變。ED塔的再沸、ED物料流量和貧溶劑流量通過內(nèi)部相關控制回路直接控制。操作ED塔的目標是：維持塔底部富溶劑中非芳香烴濃度在十分低的標準下來滿足苯/甲苯萃取規(guī)定的質(zhì)量。確保頂部產(chǎn)品中含芳香烴和溶劑成分盡可能的少，始終都在精制

32、油質(zhì)量規(guī)定范圍內(nèi)。如果原料物流的溫度和溶劑比率保持常數(shù)（適用于物料成分不變），這個目標可以完成。從ED塔萃取蒸餾部分的頂部進入的萃取劑NFM不是回流液，因為萃取劑自身基本不蒸發(fā)。萃取劑起到洗滌上升蒸氣中芳香烴的作用，鑒于非芳香烴蒸氣僅微量被溶解。在正常操作下，NFM與碳氫物料必須成比例加入。ED塔頂部蒸氣的流量是由熱平衡來決定的。溫度輕微的改動將促使蒸氣流量的改動很大。ED塔的熱平衡是很敏感的，當偏離平衡時，蒸氣流速會顯著改變。在底部恒定的加熱下，高貧溶劑物料溫度或碳氫物料溫度促使高蒸氣流速。這意味，溫度的精確控制是正?？刂频淖罨鞠葲Q條件。ED塔熱油重沸的結(jié)果決定了塔頂部萃取蒸餾部分再吸收數(shù)

33、量的狀況。萃取蒸餾部分的頂部填料溫度規(guī)定了那些條件，并可用來調(diào)節(jié)外部熱量輸入的基本要求。沿著ED塔的NFM、芳香烴和非芳香烴的混合物的組成分布對萃取蒸餾系統(tǒng)的操作有很大的影響。這將在下面顯示圖表3中的苯、非芳香烴和NFM例子中描述。對于一個給定的溫度，有個組成范圍，發(fā)生分離成兩個液相。低于臨界點，苯、非芳香烴和NFM的混合物相互間不再完全溶解，該臨界點在被稱為濁點等溫線顯示出。在NFM中苯、甲苯以任意比相溶。非芳香烴在NFM中的溶解是相當少。溶解性很大程度依據(jù)非芳香烴成份。正如在圖表3中看到的，隨著溫度的增加兩相區(qū)域?qū)p小。這意味著非芳香烴在NFM溶解增加：NFM中苯成分增加溫度增加正如這個例

34、子，包括：%n-己烷和%甲基-環(huán)戊烷非芳香烴混合物在圖表3中考慮。 圖表3：濁點等溫線 應用圖表3的例子查出成分（點A）非芳香烴/苯表示相溶和非溶面積（點B） 維持%非芳香烴，最少%苯溶解需要50；如果溫度低于45，將形成兩相?？紤]到在低苯NFM中高非芳香烴，低溫下兩個異類液相形成：含碳氫物飽和NFM相，比重較大含非芳香烴成份的碳氫物相，比重較小混合物的沸騰現(xiàn)象改變很大程度上依據(jù)那有多少液相。當僅僅一個液相存在時，溶解在NFM中碳氫物的沸點將升高，這是由于萃取劑NFM的特殊功能。只要一形成兩個液相，混合物的沸點將降到形成的碳氫物相的沸點，因為它現(xiàn)在構(gòu)成兩個蒸氣壓力。這效果與往連續(xù)的碳氫物蒸發(fā)中加汽提蒸氣是相似的。在恒定的溫度下，如果在NFM中碳氫物濃縮以兩液相形成的方式來改變，沸點升高并會導致頂部排出液相。這些相互作用清楚地解釋在濁點下蒸發(fā)是不可能的。正常操作下，蒸發(fā)必須在來自濁點充足的范圍中進行，因為在操作條件下那沒有