C8苯乙烯抽提

1、 工艺原理苯乙炔选择性加氢系统 C8馏分中的苯乙烯是本装置的目标产物。但是，苯乙烯和苯乙炔都非常容易被加氢。因此为了减少苯乙炔加氢过程中苯乙烯的加氢损失，必须严格考虑如下因素： 1用选择性好的催化剂。 2尽量降低加氢压力和温度。 3控制氢油比：加氢反应器为下进式，催化剂分2个床层。根据经验，下床层的氢油比要比上床层小，这样有利于减少苯乙烯的损失。 乙苯脱氢物料的苯乙炔加氢工艺中，因苯乙烯含量超过50m%，苯乙炔一般在100ppm左右，其聚合是苯乙烯的聚合问题。故多采用大空速，物料在催化剂上的停留时间往往是重要的限制因素，否则极易造成苯乙烯损失；此外所用氢油比也低于裂解C8馏份苯乙炔加氢工艺，通

2、常采用分段补氢或以惰性气体稀释的方式以增加氢气在油品中的溶解度；催化剂选择活化氢分子能力高的Pd系催化剂，少量氢气仍能保证其在催化剂上吸附形成加氢反应活性位，为促使氢气的良好分布和溶解，反应器采用上流式鼓泡床。 裂解C8馏份苯乙炔加氢工艺参考乙苯脱氢物料的苯乙炔加氢工艺，兼顾其更为严重的聚合问题和原料杂质问题，选用催化剂即考虑聚合性能，也侧重抗杂赝能力和选择性的提高。通过催化剂研发，提高苯乙炔竞争吸附选择性，抑制苯乙炔强配位和苯乙烯的吸附，因此对氢油比的控制相对较宽，氢油比是乙苯脱氢物料除苯乙炔工艺的几十倍甚至上百倍，操作弹性较宽，易控制；反应器型式可采用鼓泡床，也可用滴流床，认为前者更有利于

3、气液良好分布，可采用易于控制的绝热床反应器；反应压力也采用低压。 在反应系统内所发生的主反应为苯乙炔加氢生成苯乙烯，副反应为苯乙烯加氢生成乙苯，另外苯乙烯还可能发生聚合反应，主反应和副反应同时进行，并且副反应的发生时催化剂失活的主要原因，所以在生产运行时一定要按操作条件运行，尽量减少副反应发生，以得到较长运行周期。 在催化加氢反应过程中，影响反应过程的因素主要有：温度、压力、空速、氢油比等。操作过程中需要综合考虑这多种因素的影响，以达到目的产物收率和选择性的最大化。抽提蒸馏系统 抽捉的原料来自加氢单元。在抽提原料中，不仅含有与苯乙烯沸点相近的芳烃，如与邻二甲苯沸点仅相差0.7，而且某些沸点相近

4、的非芳烃可以与苯乙烯形成共沸物，因此，通过普通精馏方法不能得到高纯度苯乙烯。 对于烃类混合物，在常压范围内气相可作为理想气体处理，通过精馏方法分离芙键组分i、j的难易程度 可以用相对挥发度ij表征： ij= 式中x为液相摩尔分数， y为气相摩尔分数，为液相活度系数，p0为纯组分饱和蒸汽压。相对挥发度越远离1，越有利于精馏分离。在恒沸组成时两组分相对挥发度为1，通过普通精馏方法无法实现恒沸溶液的分离。式中在通常温度范围内基本不变，改变相对挥发度的唯一途径就是通过加入溶剂来改变其活度系数比。加入选择性溶剂后，原料溶液的组分、组成均发生了变化，分子间相互作用改变，因而也使原料组分的活度系数比值发生变

5、化，从而使相对挥发度ij尽可能远离1，有利于精馏分离。苯乙烯抽提工艺STED是一个典型的物理过程，采用环丁砜（SUL）复合溶剂作为选择性溶剂，溶剂系统中含适量水以增加溶剂的选择性，并降低溶剂回收温度。抽提单元主要包括抽提蒸馏（ED）塔、溶剂回收塔、溶剂再生塔、水洗塔和水汽提塔。溶剂和原料馏分在抽提蒸馏（ED）塔接触形成气液两相，由于溶剂与苯乙烯的作用力更强，使芳烃及少量非芳烃富集于气相，于塔顶排出，苯乙烯组分富集玉液相并被提纯，于塔底排出。富集苯乙烯的液相进入溶剂回收塔，在塔内进行苯乙烯与溶剂的分离，贫溶剂循环使用。一小股贫溶剂进入再生塔减压蒸发，脱除其中机械杂质和聚合物，保持溶剂系统洁净。为

6、有效脱除溶剂中的聚合物，还设有反萃水洗系统。工艺特点C8中目标产物是苯乙烯，需将c8中的苯乙炔进行加氢。加氢过程中苯乙烯也非常容易被加氢且反应会产生飞温，因此必须严格控制加氢反应。产品苯乙烯非常容易发生自聚，整个生产过程均应严格控制自聚的发生。环丁砜还可发生水解，生成有腐蚀性的磺酸，磺酸与乙醇胺作用生成盐类物质，影响换热设备和塔盘的效率。因此，保持系统的气密性是非常重要的。 工艺流程说明苯乙炔选择性加氢系统从T-101送来的c8馏分和从气液分离罐（D-201)经循环液泵（P-201)送来的循环液合并后，经R-201进料冷却器（E201)冷却到苯乙炔加氢反应器（R201)所需的温度后，进入苯乙炔

7、加氢反应器（R201)的底部。从界外送来的氢气分成两股，一股进入R-201的底部，另一股进入R-201的中部。苯乙炔加氢后的c8馏分和未反应的氢气从R-201上部排出，进入气液分离罐（D-201）。D-201顶部排出含有少量c8的氢气，进入闪蒸汽冷凝器（E202)用冷冻液冷冻，将大部分c8冷凝下来，自流返回气液分离罐,不凝的氢气一部分通过压缩机C-201加压循环使用，其余排入火炬系统。D-201的c8液体，经循环泵（P-201)一部分作为循环液返回R-201底部，另一部分送往抽提系统，作为T-301塔的进料。苯乙烯抽提系统 来自抽提进料缓冲罐V-301的裂解c8馏分作为抽提蒸馏原料，V-301

8、设有氮封和高低液位指示报警。原料（43）由泵P-301抽出升压后在流量控制下，在换热器E-311中与贫溶剂换热，预热至65进入ED塔T-301的中部，经水冷器E-301冷却的贫溶剂控温70，滤去脏物后在流量控制下进入ED塔的上部。通过原料与溶剂的比值调节贫溶剂的流量，维持设定的溶剂原料比。其中，贫溶剂水含量0.30.5w%。 ED塔为高效规整填料塔，设有7段规整填料，总填料高度49m。ED塔负压操作（-85kPag），塔顶压力由压力控制器控制，通过真空泵P-320抽真空以及补充氮气或返回气流量进行调节。ED塔釜再沸器E-302采用0. 6MPag低压蒸汽作加热热源，塔内蒸发量通过控制加热蒸汽量

9、来调节，加热蒸汽量根据进料量给定。在贫溶剂进料口以上设有溶剂回收段，通过塔顶打入适量C8芳烃回流以回收少量溶剂。塔顶蒸出的C8芳烃蒸汽（78，-85kPag）经塔顶循环水冷凝器E-303冷凝冷却后，进入塔顶回流罐V-303进行油水分离。分出的少量水由泵P-304泵出，通过界面控制送入水汽提塔E-314，必须注意避免C8芳烃随水带入水洗塔。V-303回流罐的C8芳烃经泵P-303抽出升压后，一部分在流量控制下作为回流打入ED塔顶，回流量与ED塔上部和塔顶的温差串级控制。另一部分在回流罐液面与流量串级控制下送出装置。 ED塔底富溶剂由泵P-302自塔釜抽出，由塔底液面和流量串级控制进入溶剂回收塔T

10、-302，为防止ED系统的发泡，设置了消泡剂注入设施。配制5%消泡剂的C8芳烃溶液，由化学计量泵定量注入贫溶剂系统，根据溶剂系统的pH值检测情况，通过该系统注入一定量单乙醇胺，维持贫溶剂的pH值5.58.0。为了阻止苯乙烯聚合，设置了油溶性阻聚剂注入设施，由化学计量泵定量注入贫溶剂或进料系统。 ED塔塔釜的富溶剂从溶剂回收塔T-302的中部进入，来自溶剂再生塔T-303的汽提蒸汽由塔底进入。溶剂回收塔装有28m高的规整填料。该塔在负压下操作（-85kPag），塔顶压力由压力控制器控制，通过真空泵抽空以及返回气流量进行调节。塔底设有一个再沸器E-305，采用0.6MPag蒸汽作为热源，加热量由再

11、沸器出口温度与蒸汽凝水量串级控制。经过减压水蒸汽汽提蒸馏，苯乙烯和水以蒸汽形式从塔顶蒸出，经过塔顶循环水冷却器E-306冷凝冷却至43，进入回流罐V-304进行油水分离。分出的苯乙烯经过泵P-307升压后，一部分回流，一部分进入聚结器脱除其中的少量游离水，在回流罐V-304液面和流量串级控制下送入苯乙烯精制部分进行脱色精制。分出的水由泵P-306升压后在流量控制下，作为水洗塔的水洗水。回收塔釜贫溶剂白贫溶剂泵P-305抽出升压，绝大部分送去E-312A作为水汽提塔的热源，少部分去溶剂再生塔T-303进行减压蒸馏再生以脱除重组分。为了避免苯乙烯的聚合，分别通过计量泵向回收塔顶冷凝器E-306物流

12、入口和回收塔顶回流流股中分别注入阻聚剂。 溶剂再生塔T-303是一个减压蒸发器，与溶剂回收塔底串联。塔底设有立式再沸器E-307，采用0.6MPag蒸汽做加热热源，加热量由蒸汽凝水流量进行调=悔。为了保证溶剂的再生效果，该再沸器采用泵P-319强制循环，再沸器入口为待再生的贫溶剂、汽提气、P-319循环的物流以及部分液态水，从再沸器上部进入，加热后从再沸器下部返回塔底。自贫溶剂泵P-305来的小股贫溶剂由流量控制进入再生塔，通过减压蒸馏除去重组分，再生塔顶水和溶剂的蒸气被导入溶剂回收塔底作为汽提介质。再生塔底重组分焦油由塔底循环泵P-319抽出送入再沸器E-307入口，焦油的外排量根据温度手动

13、遥控排放。 为了脱除溶剂中的聚合物，设置水洗塔T-304，该塔设有20块筛板塔盘，中部设置水集液槽。洗涤水为来自回收塔以及ED塔顶回流罐分出的水，流量给定，从塔顶进入。C8馏分或抽余油在流量控制下与一定量的贫溶剂混合，再进一步与水洗塔中部抽出的水混合后进入水洗塔的下部，进行静置分层。经过反萃、水洗后，塔底采出脱除聚合物的贫溶剂一水，塔顶采出含聚合物的油。为避免乳化，必须控制与水的混合强度。水洗塔满塔操作，塔釜采出量由塔顶的压力控制(0. 3MPag)，塔顶油的采出量与塔底界面串级控制。 为了获得不含烃的汽提气，设置了水汽提塔T-305，该塔设有5块筛板塔盘。 来自T-304塔底的水溶剂进入T-

14、305的顶部，该塔负压操作，控制塔的压力为-85kPag，为了降低能耗，塔底分级采用贫溶剂和蒸汽凝水作为热源，主要控制凝水的旁通量，获得一定量的汽提气。少量的烃与水蒸汽一起从塔顶蒸出，一起被循环到混合器M-302进口，侧线采出的汽提气导入溶剂再生塔作为汽提介质。塔底的溶剂送入溶剂回收塔底。来自回收塔底P-305的贫溶剂进入E-312A作为加热热源，回收热量后分别与水洗水、抽提进料换热，再进一步冷却控温后循环回抽提蒸馏塔。 除减压再生外，还有其他措施来维持溶剂的质量。ED进料缓冲罐用氮气密封，隔绝空气以避免溶剂与空气的接触造成的氧化。ED塔、回收塔和再生塔的再沸器使用消过热低压蒸汽以避免苯乙烯聚

15、合以吸溶剂的局部过热。苯乙烯精制系统 来自溶剂回收塔顶同流罐的粗苯乙烯经过聚结脱水后，与系统循环的浓硝酸在静态混合器M-401中进行充分混合，停留1. 01.5分钟，发生脱色反应之后经过冷却进入V-403进行相分离，为保证分相的效果，油需要停留4050分钟以上。分离出来的酸相由泵P-402抽出，控制一定的流量进行循环。根据界面和脱色效果，由计量泵P-401抽取V-401中的浓硝酸补充，或者由P-402出口排放少许废酸装桶，经中和后外排。正常情况下，基本不需要外排。V-403分出的油相中含有少量的硝酸，先经过硝酸聚结器脱除游离的硝酸后，与一定量的氢氧化钠碱溶液一起进入静态混合器M-402进行混合

16、洗涤，洗后物料经冷却后进入V-404进行油水分离，分出的水相在流量控制下进行循环。根据油相水相的pH值和V-404的界面，需要由泵P-403抽取V-402中的碱液补充，少量废碱液在界面控制下外排。为洗去V-404分出的油相中的微量碱，分出的油与一定量的水在静态混合器M-403中混合水洗，然后进入V-405进行油水分离。分离出的水一部分循环，同时需要补充一定量的新鲜水，维持一定的水油比，根据油的pH僮和V-405的界面，部分废水需要由P-405出口外排。V-405分出的苯乙烯由泵P-406抽出，在回流罐V-304液面和流量串级控制下进入苯乙烯精制塔T-401。 T-401塔设有3段规整填料，总填

17、料高度9。5m，塔顶由真空泵抽空，控制塔顶压力8kPa（绝）左右，塔底采用0. 4MPag低压蒸气作为热源，通过减压蒸馏，塔顶苯乙烯蒸汽在E-402中进行冷凝冷却至40，然后进入回流罐V-406进行油水分离，分出的少量水外排，分出的油通过P-409升压后在流量和回流罐液面串级控制下回流入T-401项，苯乙烯产品从T-401侧线抽出，经过冷冻水冷却器E-403冷至10左右，进入苯乙烯检验罐V-407，苯乙烯抽出量与回流量比值控制。为了防止苯乙烯的聚合，需要向E-402物料入口注入TBC阻聚剂，根据回流量，控制阻聚剂的量为15mg/kg左右。V-407中的苯乙烯经过全面的质量检测合格后，由泵P-4

18、10送入成品罐区。 辅助系统 本装置辅助系统包括化学品添加、尾气及安全泄放系统、工艺废水收集及溶剂同收系统、蒸汽和凝液系统及冷冻等。 1) 化学品添加系统 化学品添加系统用于提供装置所需的消泡剂、阻聚剂、脱色剂、碱液，所有化学品配置好后均通过计量泵注入系统中。 2)尾气及安全泄放系统 装置内设置放空罐V-308，用于收集装置内不含腐蚀介质（脱色剂、碱液）的安全阀的排出物及各设备的排放尾气，在该罐中液相分离后排入火炬系统。 3)工艺废水收集及溶剂回收系统 地下污油罐V-203用于收集系统中各设备的排净，收集的废液用液下泵返回原料罐D-10IA/B。 地下溶剂罐V-307用于收集苯乙烯抽提蒸馏及精

19、制系统中不含腐蚀介质（脱色剂、碱液）的各设备的排净，收集的溶剂用液下泵返回湿溶剂罐V-306。 地下腐蚀污油罐V-409用于收集苯乙烯精制系统中含腐蚀介质（脱色剂、碱液）的各设备的排净和安全阀放空排出物，收集的废液用碱液中和，油相返回地下污油罐V-203，水相去污水总管。 4)蒸汽和凝液系统 从界外来的1. 5MPaG中压蒸汽经由减温减压器分配为三股不同品质(1.5、0.9、0.4MPaG)的蒸汽，用于装置内所需设备。0.9 MPaG的蒸汽激液经过蒸汽闪蒸罐V-501，回收了一部分低压蒸汽。从0。4MPaG蒸汽用户来的凝液和V-501闪蒸后的凝液收集在蒸汽凝液罐V-502，由凝液泵送出，大部分

20、作为加热介质提供给换热器，热量回收后送出界区；一部分用作蒸汽减温增湿的补充水；其余部分经降温后用作装置内的工艺补充水。 5)冷冻 本装置采用乙二醇水溶液作为冷冻介质，乙二醇水溶液经冷水机组X-501冷却至5，然后送至装置各用户，返回的乙二醇水溶液回到冷水贮罐V-503循环使用。 物料平衡岗位职责苯乙炔加氢单元岗位职责(1) 严格执行HSE管理制度和工艺操作法，保证工艺和设备及人身的安全。(2) 负责将来自C8切割塔T-10I的塔顶C8馏分通过加氢反应器中的催化剂床层，使C8馏分中的苯乙炔加氢饱和，加氢后的C8馏分送去苯乙烯抽提单元。要求加氢油的C8馏分中C9+0.1 wt%，苯乙炔l0PPm。

21、(3) 负责加氢反应器R-201系统、压缩机C-201系统、再生加热炉H-201系统（包括E-203）、地下污油罐 V-203系统。(4) 负责正常操作期间的工艺、设备的调整和监控，维护岗位内的动、静设备运转正常。 正常操作苯乙炔加氢单元 在催化加氢反应过程中，影响反应过程的因素主要有：温度、压力、空速、氢油比等。操作过程中需要综合考虑这多种因素的影响，以达到苯乙烯收率和苯乙炔选择性加氢的最大化，保证产品质量。(1)温度 苯乙炔加氢反应是一放热反应，较低的温度对抑制苯乙烯的聚合有利，能大大降低苯乙烯的损失率。但温度过低对加氢反应速率不利，致使苯乙炔加氢不完全，产品质量不合格。 温度过高对提高苯

22、乙炔转化率效果不明显，温度升高后苯乙烯加氢速率的增加远大于苯乙炔加氢速率的增加，如此会造成苯乙烯损失犬大增加。另外，由于苯乙烯在环境温度下就可以发生缓慢的热激发的聚合反应，且反应速度将随温度升高而加快，温度升高到65左右时反应急剧进行，形成“暴聚”。因此，必须选择适宜的反应温度，使反应既有适当的平衡转化率，又有较快的反应速率。一般反应入口温度为3560左右，反应器出口温度为4570，装置投料初期建议反应入口温度在35。 反应器入口温度的控制手段：通过反应进料换热器E-201副线温度调=l了阀TV20107与反应入口温度TT20107串级控制，来实现入口温度的控制。反应器出口温度的控制手段：a通

23、过调节反应器中部氢气进气阀FV20102来控制中部气相采出，实现调节气相带热量。b通过调节循环油调节阀FV20201控制循环油量，控制反应空速，实现液相带热量。 (2)压力 苯乙烯和苯乙炔加氢反应是一减分子数的反应，因此提高反应压力有利于反应向加氢方向进行，但压力的增加会增大反应体系的氢分压和氢气在反应液相中的含量，导致苯乙烯和苯乙炔加氢反应速率同时增加，不仅容易导致苯乙烯加氢为乙苯的加氢损失，而且容易导致反应放热过快来不及带走，床层温度过高，苯乙烯聚合损失。因此，反应压力不宜过高，但压力过低，对于提高苯乙炔的加氢率不利，一般，反应压力在0. 350. 5MPag之间。 反应压力的控制手段：通

24、过C-201压缩机吸入罐D-202放空管线压力调节阀PV20102与反应器R-201出口压力测定器PT20102串级控制器PICA20102来实现。 (3)空速 空速是影响苯乙炔加氢过程非常重要的因素，空速的大小反映停留时间的长短。在温度、压力、氢油比等因素一定的条件下，随空速增加苯乙烯的损失率逐渐减少，苯乙炔的加氢率保持最大值后也逐渐降低。这是因为空速越大，则停留时间越短，苯乙烯与氢气接触的几率减少，苯乙烯加氢为乙苯的几率小，苯乙烯的损失少，但空速太高，苯乙炔来不及参与加氢反应，会存在苯乙炔的加氢率降低，影u向苯乙炔的脱除效率。一般，反应空速为1. 01. 5h-1之间，当原料中苯乙炔含量大

25、于l0000ppm时，空速应适当降低。 反应空速的控制手段：通过加氢油循环量调节阀FV20201与循环油流量计FT20201串级控制器FICA20201来实现。 (4)氢油比 氢油比是影响苯乙炔加氢率及苯乙烯损失率的另一重要因素，随氢油比增大，苯乙烯损失率逐渐增高。相反，氢油比越低苯乙烯损失率越低，但氢油比太低，苯乙炔加氢率将受到影响。一般，反应氢油比在8-15 (VOL)之间。 控制手段：通过新鲜C8馏分进料流量与D-102液位计LT10301串级控制器LICA10301来实现C8馏分进料量控制。通过反应器底部氢气进气流量与新鲜C8馏分进料量比值控制器FFICA20201来实现氢油比的控制。

26、抽提蒸馏单元一、抽提蒸馏部分 抽提蒸馏塔T-301是本装置的关键设备之一，为填料塔，共有7层填料。控制方案如下： (1)原料来自缓冲罐，温度40，原料缓冲罐V-301设有PC-30101分程控制放空量和补氮量实现缓冲罐压力稳定；进塔原料流量由FCQ-30201定值控制、累积；进塔原料温度由TC-30201调节E-311管程贫溶剂旁通量控制，采用三通合流调节阀，故障时旁路全开主路（换热器侧）全关。 (2)进塔贫溶剂流量由FFC-30202根据原料进料量，按一定比值进行比值控制； 进塔贫溶剂温度由TC-30301调节E-301壳程旁通量控制，采用三通合流调节阀，故障时旁路全关，主路（换热器侧）全开

27、。(3)塔底供热量由塔底再沸器E-302加热蒸汽流量FC-30302定值控制；凝水罐V-302液位由LC-30302调节凝水排出量控制。 (4)抽提蒸馏塔在塔底供热稳定的情况下，其塔顶出口温差TDC-30306与抽余油同流流量FC-30403串级控制，通过微调同流量，来适应原料组成的波动。 (5)塔底液位由LC-30301与塔底排出量FG-30501串级控制，采用均匀调节方案，使T-302进料流量较平稳。 (6)塔压稳定是塔操作平稳的一个关键参数， T-301负压操作（约-85KPag），塔顶压力由PC-30301调节真空泵P-320的抽气量控制。 (7)塔顶回流罐V-303液位由LC-304

28、01与抽余油采出量FC-30402串级控制。 (8)回流罐分水斗界位由LDC-30402控制。T-301塔底苯乙烯循环量由相应的流量控制。注水量由FC-30301定值控制，作为备用方案，正常时可能不投用。 (9)为检测抽余油中的苯乙烯、邻二甲苯含量，在回流线上设置在线质量分析仪表Al-30401 二、溶剂回收部分 溶剂回收塔T-302将抽提蒸馏塔塔釜来的富溶剂中的苯乙烯从塔顶分离出来，作为粗苯乙烯产品送往精制单元，塔釜贫溶剂循环使用，控制方案如下： (1) T-302在负压(-0.085MPag)下操作，塔顶残压由PC-30501调节真空泵P-320朐抽气量控制。 (2) 塔釜给热量由塔底重沸

29、器E-305管程出口温度TC-30511与重沸器蒸汽凝液流量FC-30502串级控制。 (3) 塔釜液位由Ll-30501指示报警，监视溶剂总量变化。 (4) 塔顶苯乙烯回流量由FC-30503定值控制，采出流量由LC-30601与T-401进料量FC-40302串级控制。 (5) 回流罐V-304液位由LG-30601与T-401进料量FC-40302串级控制，设有开工备用阀LV-30601，开工不合格苯乙烯由LC-30601定值控制送至相应位置；粗苯乙烯水聚结器界位由LDI-30604A/B指示报警，监视分水情况。 (6) 回流罐设有分水包，分水包界位由LDI-30602指示报警，监视系统

30、中总水量的变化，在稳定工况下，系统处于欠水状态，界位会缓慢下降，表示总水量不足，应遥控打开HV-30601，实现补水；若界位持续升高，一方面现场人工适量排水，另一方面应检查系统中是否有漏水的地方。分水包分出的水一小部分去往再生塔再沸器E-307、大部分去往水洗塔T-304，必要时还需要定量注入T-301底，均由相应的流量控制。三、溶剂再生部分 为保证循环溶剂的清洁度，需要以循环溶剂中抽出少量贫溶剂，在负压下，通过加热汽提闪蒸进行再生。再生系统控制方案如下： 1) 再生塔T-303塔顶汽直接进入回收塔塔釜气相，其塔压随回收塔塔压控制。 2) 再生塔底加热量由再沸器E-307出口温度TC-3070

31、4与蒸汽量FC-30705串级控制，塔釜重组分由泵P-308强制循环加热，循环量由FC-30702定值控制；塔釜设置温度报警Tl-30705，当温度高到一定值时，打开遥控阀HV-30701排出适量焦油。3) 溶剂再生塔T-303液位设有高低限报警Ll-30701，监视液位变化。4) 汽提气流彗实质上由T-305塔底加热凝水量控制。四、反萃油水洗部分 为将反萃油中的溶剂洗尽，设置反萃油水洗塔T-304，该塔是液一液抽提塔，全满操作，水是分散相，抽余油是连续相。(1)塔顶压力由PC-30801控制。塔顶水洗水进料由FC-30801调节来自回收塔回流罐的洗涤水量控制。(2)侧线水抽出由集油箱中界面控

32、制。(3)塔底界位由LDC-30801与塔顶反萃油采出量串级控制。五、洗后水汽提部分为将洗后水中的少量芳烃除掉，并产生用于再生的汽提气，设置水汽提塔T-305，控制方案如下：(1) T-305进料量由T-304塔顶压控决定。 (2)塔釜热源由贫溶剂以及140蒸汽凝液供给，塔釜液位LC-30901与塔釜采出量串级控制；塔顶回流罐 残压由PC-30901定值调节真空泵P-320的抽气量控制。(3)塔底压力由压控给定，侧线气相采出量予以显示。(4)回流罐V-313液位由LC-31001与采出量串级控制六、苯乙烯精制单元苯乙烯精制包括粗苯乙烯脱色、碱洗、水洗、水洗后苯乙烯进精制塔分离出合格苯乙烯产品。

33、1苯乙烯脱色来自溶剂回收塔顶回流罐的粗苯乙烯经过聚结脱水后，与系统循环的脱色剂在静杰混合器M-401中进行充分混合，停留1.01.5分钟，发生脱色反应，之后进入V-403进行沉降分离。 (1)系统循环的脱色剂由流量FC-40101定值控制；(2)脱色剂沉降罐设有界位指示报警LDI-40101，监视系统中总脱色剂量的变化；根据界面和脱色效果，由计量泵P-401抽取V-401中的脱色剂补充，或者通过废液出装置手阀，实现由P-402出口排放少许废脱色剂装桶，经中和后外排。(3)硝酸聚结器分出的硝酸送至P-401入口，其界面由相应的界面控制。2苯乙烯碱洗V-403分出的油相中含有痕量的脱色剂，与一定量

34、的碱溶液一起进入静态混合器M-402进行混合洗涤，洗后物料进入V-404进行沉降分离，分出的碱液在流量控制下进行循环。(1)循环的碱液由FC-40201定值控制；(2)碱液罐设有界位LDC-40201定值控制碱液外排量；根据油相的pH值和V-404的界面，需要由泵P-403抽取V-402中的碱液补充。3苯乙烯水洗为洗去V-404分出的油相中的痕量碱，分出的油与一定量的水在静态混合器M-403中混合水洗，然后进入V-405进行油水分离。(1)系统循环的洗涤水由流量FC-40301定值控制；(2)苯乙烯水洗罐界位由LDC-40301调节废液出装置量控制；根据油的pH值和V-405的界面，需要通过打

35、开HV-40301补充一定量的新鲜水；4苯乙烯精制T-401塔设有3段规整填料，总填料高度9.5m。(1) T-401在负压（-0.092MPag）下操作，塔顶残压由PC-40401调=1了真空泵P-320出口不凝气返回量控 制。(2)塔釜给热量由再沸器出口温度TC-40410与重沸器蒸汽凝液流量FC-40402串级控制；塔釜待加热重组分通过P-413强制循环，循环量由FC-40403定值控制。(3) 当塔釜液位逐渐高企，温度也高报时，则通过打开遥控阀HV-40401排出一定量塔釜重组分，以维持液位稳定。(4) 回流罐V-406液位由LC-40501与回流流量FC-40501串级控制，实现全回

36、流；同时设有遥控阀HV-40501排出少量拔顶苯乙烯，以保证拔顶苯乙烯的浓度。(5) 回流罐设有分水包，分水包界位由LDI-40502指示报警，监视系统中水量的变化，界位高时，人工外排。(6) 苯乙烯产品从T-401恻线抽出，经过冷冻水冷却器E-403冷至1 0左右排至苯乙烯检验罐V-407A/B， 采出量由FFC-40502根据T-401回流量，按一定比值进行比值控制。 在脱色精制单元还设有地下污油罐V-409，设有液位控制LSC-40801，并实现液位上限报警，人工启泵，下限自动停泵的功能。苯乙烯检验罐V-407A、V-407B都设有温度、液位测量及高、低温，高、低液位报警；液位仪表可采用

37、雷达液位计；检验罐都是固定顶罐，采用自力式稳压阀加带双接管订乎吸阀，高点放空，实现氮封。开工方案苯乙炔加氢反应单元开车 1、 打通流程； 2、 建立冷循环； 3、 反应升温； 4、 稳定操作，产品合格改线。抽提蒸馏及脱色精制单元开车 1、 抽提蒸馏单元开车； (1) 建立溶剂冷循环、注入阻聚剂； (2)T-301、T-302、T-303、T-305系统抽真空； (3) 溶剂热循环、水循环； (4) 投溶剂减压再生； (5) 水汽提塔的调整； (6) 建立进料循环； (7) 调整、优化； (8) 产品合格改线； 2、 脱色精制单元开车 (1)T-401系统抽真空； (2)V-405、V-404、

38、V-403分别填充水洗水、35%的碱液、68%的浓硝酸至50%的液位； (3)T-401进料、建立冷循环； (4)V-405、V-404、V-403分别建立水洗水循环、碱洗循环、酸洗循环； (5)T-401再沸器预热、升温、建立全回流； (6) 调整、优化操作； (7) 产品合格改线。 详细开车方案苯乙炔加氢反应单元开车1开车准备 (1) 公用工程系统（冷却水，冷冻水，氢气，氮气，仪表风，工业风，工业水、贮罐等系统）均可投入使用。 (2) 反应进料换热器E-201的循环水已投用，闪蒸气冷凝器F-202的冷冻水已投用。 (3) 系统处于氮封状态（新开车装置催化剂活化完毕，惰性油循环预硫化完毕，惰

39、性油冷循环，处于待进料 状态）。 (4) 所有转动设备和仪表都已调试完成，具备使用条件。 (5) 各屏蔽泵的夹套的冷却水已投用。 (6) 系统所有安全阀前后手阀已打歼。 (7) 系统内的切断阀、调节阀旁路阀处于关闭状态，调节阀（C8进料流量调节阀FV20103、E-201旁路温度调节阀TV20107、新氢进料流量调节阀FV20104、底部氢气进料流量调节阀FV20101、中部氢气进料流量调节阀FV20102、P-20IA/B出口循环液流量调节阀FV20201和采出流量调节阀FV20202、D-202顶部放空压力调节阀PV20102和底部排放液位调节阀LV20302、压缩机C-201出口返回D-

40、201线压力调节阀PV20302)处于手动关闭状态。 (8) 所有排液口都己检查过，液体都已排净，所有的低点导淋和高点放空都已关闭并加盲法兰。 (9)T-I01回流罐液位已达到3050%，对C8馏分分析点SC102采样分析，C8质量达到加氢进料要求。 (10)所有亩板均处于开车状态，详见盲板一览表。 (II)联锁装置120101处于开启状态。2打通流程 (1) 打通汽液分离罐D-201一加氢循环泵P-20IA/BD-201采出流量调节阀FV-20202一D-IOIA/B的流程（开车时该点120101飞温联锁改手动控制流出）。 (2) 关闭D-201采出流量调节阀FV-20202-抽提进料罐V-

41、301的流程，关闭D-201采出流量调=肖阀FV-20202抽提进料罐E-311的流程，关闭D-201采出流量调节阀FV-20202M-301的流程（按该线改在调节阀后考虑）。 (3) 打通T-IOI回流泵P-103A/B -飞温联锁切断阀XV20101C8进料流量控制阀FV20103F-201壳程（含副线）的流程。(4) 打通氢气自界区一新氢流量调节阀FV20104底部氢气进料调节阀FV20101苯乙炔加氢反应器R-201的流程。(5) 打通氢气自界区一新氢流量调节阀FV20104中部氢气进料调节阀FV20102苯乙炔加氢反应器R-201的流程。(6) 打通反应器R-201顶部出料口汽液分离

42、罐D-201加氢循环泵P-20IA/BFV-20201反应进料换热器E-201壳程（含副线）反应器物料进口的流程。(7) 打通汽液分离罐D-201闪蒸汽冷凝器E-202压缩机入口吸入罐D-202-系统压力调节阀PV20102放空气总管的流程。(8) 打通汽液分离罐D-201-*闪蒸汽冷凝器E-202压缩机入口吸入罐循环氢压缩机C-201新氢流量调节阀FV20104后循环氢管线的流程。(9) 打通循环氢压缩机C-201出口循环氢压力调节阀PV20302汽液分离罐D-201出口管线的流程。3R-201建立冷循环(1) 以N2为气源，按氢气压缩机C-201启动程序开启压缩机，手动打开反应器底部进气调

43、节阀FV20101和中部进气调节阀FV20102。手动调节压缩机出口循环气调节阀PV20302，保持压缩机出口压力0.350. 5MPag，同时手动调节系统压力调剂阀PV20102，保持系统压力0.350. 5MPag，防止系统憋压。(2) 启动P-103A/B（选一），以lOt/h流量打T-IOI l回流罐D-102的C8馏分入反应器R-201，至汽液分离罐D-201液位达到2030%。(3) 启动加氢循环泵P-20IA/B<选一），待汽液分离罐D-201液位达到35%左右，手动打开汽液分离罐采出流量调节阀FV20202，以3t/h的流量采出，当汽液分离罐D-201液位达到50%左右时

44、，手动调小FV20103流量至3t/h（正常流量的30%），同时将FV20202手动改成与汽液分离罐液位LT20201串级自动控制，建立冷循环。（对于新装填催化剂，预硫化己完成，惰性油循环已经建立。可用省略1 1）、12）步，直接以3t/h（正常流量的30%）进料，以3t/h（正常流量的30%）采出即可。） (4) 待系统压力平稳后，将氢气压缩机C-201出口循环氢压力调节阀PV20302和系统压力调节阀PV20102投用自动控制。（建议反应初期将系统压力控制在0.3MPag左右。） 4反应升温 (1) 切断N2进料，手动打开新氢进料调节阀FV20104按正常进料量的30%进料。同时手动调节反

45、应器底部氢气进料调节阀注意观察床层温升情况，控制床层温升不能超过5小时。 (2) 控制床层温升方法： (3) 若床层温升较快，可先停底部和中部氢气进料，加大循环油量以提高空速，待温度平稳后，继续引入氢气。如果温升仍控制不下来，可点动抽余油联锁控制切断阀向反应器R-201底部注入抽余油。（对于新开车装置，因系统有惰性油，若床层温升过快，还要停IE C8馏分进料，同时加大循环油量，待温升平稳后继续进料。） (4) 若床层温升较慢，可适当提高底部气体进料量，降低中部气体进料量，若温升效果仍不理想，可降低循环油量，通过降低空速的方法来增加反应热在反应器内停留时间（在降低循环油量的操作中，要逐步降低循环

46、油量，仔细观察温升情况，切忌大幅降量，防止温度突升，反应热随物料带走不及时，引起飞温爆聚）。 (5) 若温升平稳，可按绁续增加新氢和C8进料量直至满负荷。 5稳定操作，产品合格改线。 (1) 稳定反应器入口温度35左右（反应初期），系统压力0。350. 5MPag左右，C8馏分进料量10. 27t/h，空速控制在1. 01. 5h-l之间，新氢进气量25Nm3/h，并将氢油比控制在815 (VOL) (2) 每两小时对SC201和S202采样点采样化验分析，检验加氢油和氢气组分，直至加氢油品中苯乙烯浓度与进料C8馏分组成相当（说明惰性油置换完毕），氢气组分8090%（说明氮气己置换），苯乙炔&

47、lt;15PPm（说明加氢油已经合格），投用氢气进料与原料进料比值控制自动调节FFICA20101。 (3) 投用C8馏分进料调节阀FV20103与D-102液位串级控制LICA10301。 (4) 投用新氢进气调节阀FV20104与流量计FT20104单级控制FQICA20104。 (5) 投用循环氢流量调节阀FV20201与流量计FT20201单级控制FIC20201。 (6) 投用产品采出调节阀FV20202与D-201液位计LT20201串级控制LICA20201。 (7) 投用反应器中部进气调节阀FV20102与流量计FT20102单级拴制FIC20102。 (8) 投用反应器R-2

48、01进料温度调节阀TV20107与温度计TT20107串级控制TIC20107。 (9) 改加氢循环泵P-20IA/B（已启动）去D-IOIA/B的不合格线为去V-301合格产品线。 (IO)将系统联锁调节阀XV20202改回联锁状态。投用120101联锁。 (II)根据生产指令调整R-201的进料负荷及相关操作。 抽提蒸馏及脱色精制单元开车 1开车准备 (1) 公用工程系统（蒸汽、冷凝液，冷却水，冷冻水，氮气，仪表风，I：厂风，-J：业水、贮罐等系统）均可投入使用。 (2) 各冷凝、冷却器E-301、E-303.、E-306、E-313、E-402、E-405、E-406的循环水已投用，各尾

49、气深冷 器E-304、E-309、E-315、E-404及产品冷水冷却器E-403的冷冻水已投用。 (3) T-301、T-302、T-303、T-304、T-305、T-401系统已用氮气置换完毕，其氧含量<0.2%（体积）。 (4) T-301、T-302、T-303、T-304、T-305、T-401系统正压气密合格，T-301、T-302、T-303、T-305、T-401系统真空试验合格，系统处于氮封状态。 (5) 所有转动设备和仪表都已调试完成，具备使用条件。 (6) 各屏蔽泵的夹套的冷却水已投用。 (7) 系统内的安全阀进、出口阀门已打开。 (8) 火炬系统已投用。 (9)

50、 系统内的切断阀、调节阀旁路阀处于关闭状态，各调节阀处于手动关闭状态。 (I0) 所有排液口都已检查过，液体都己排净，所有的低点导淋和高点放空都已关闭并加亩法兰或管帽。 (I1) 所有盲板处于开车状态，详兕盲板一览表。 (12) 原料罐V-301已接收经选择性加氢C8馏分油至3050%液位，C8馏分油要求苯乙炔含量<lOwtPPm。 (13) 溶剂罐（新鲜溶剂V-305、湿溶剂罐V-306）已接收150200吨新鲜溶剂，并对新鲜溶剂进行采样分析，溶剂的pH值、水含量等指标符合质量要求。 (14) 备好消泡剂、单乙醇胺等化学品。V-310阻聚剂A、V-311阻聚剂B、V-408阻聚剂TBC

51、、PA-401 (V-414)阻聚剂A已配备、待用。 (15) 根据天气需要，投用溶剂的管线的蒸汽伴热线。 2抽提蒸馏单元开车 (1) 建立溶剂冷循环、注入阻聚剂 a)T-301、T-302、T-303、T-304、T-305系统维持氮封、微正压，T-301、T-302、T-305塔顶压力控制器PICA-30301、PICA-30501、PICA-31001置手动控制，T-301、T-302塔身各N2吹扫点投用微量N2吹扫。（注：T-301现无N2吹扫点，需增设塔釜压力测量点及塔釜液位测量负压室引液管的N2吹扫，这2处是高浓度气相苯乙烯区域）。 b) 打通系统填充溶剂流程：溶剂罐（V-305、

52、V-306）湿溶剂泵P-310T-301进料管线过滤器F-302A/B抽提蒸馏塔T-301富溶剂泵P-302A/B-富溶剂过滤器F-306A/B-富溶剂流量调节阀FV-30501（置手动关闭）溶剂回收塔T-302。 c) 打通溶剂循环流程：溶剂回收塔T-302-贫溶剂泵P-305A/B-*水汽提塔中段再沸器E-312B-水洗 水换热器E-316原料溶剂换热器E-311溶剂水冷器E-301溶剂过滤器F-30IA/B溶剂流量调节阀FV-30202（置手动关闭）抽提蒸馏塔T-301富溶剂泵P-302A/B富溶剂过滤器F-306A/B富溶剂流量调节阀FV-30501（置手动关闭）溶剂同收塔T-302。

53、 d) 启动湿溶剂泵P-310，将溶剂引入抽提蒸馏塔T-301，当T-301塔底液位达到50%左右时，启动富溶剂泵P-302A/B，逐渐打开富溶剂流量调节阀FV-30501，向溶剂回收塔T-302进溶剂。当T-302塔底液位达40%左右时，启动贫溶剂泵P-305A/B，逐渐打开溶剂流量调节阀FV-30202，向抽提蒸馏塔T-301迸贫溶剂，建立溶剂冷循环。 e) 手动调节贫溶剂进料阀FV-30202开度，使溶剂循环量FFICA-30202到设计流量的60% (29t/h)，维持冷循环。当溶剂循环流量有显著下降时，切换相应的贫溶剂泵P-305A/B或富溶剂泵P-302A/B，并清理该泵的过滤器。

54、如F-30IA/B、F-302 A/B进出口压差过大，造成溶剂循环流量下降，则应切换清理F-30IA/B、F-302 A/B。 f) 当T-301、T-302两塔釜液位都达60%时，停湿溶剂泵P-310，停止向系统输入新鲜溶剂。 g)V-310阻聚剂A、V-311阻聚剂B已配制好。 h) 打通阻聚剂A罐V-310 -一阻聚荆泵P-313A/B -一贫溶剂进料线（F-30IA/B入口前）的流程，启动阻聚剂泵P-313A/B，向溶剂系统中连续、大量注入阻聚剂A，使T-302塔釜贫溶剂中阻聚剂A浓度快速达到1000mg/kg后，再调小P-313A/B冲程，控制注入量（有效组分）约为3kg/h（溶剂再生、抽余油反萃所至阻聚剂A的损失量）。 i) 打通阻聚剂B罐V-311-一阻聚剂泵P-315A/B-一T-302塔釜的流程（该管线