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1、芳 构 化 装 置一、装置简介芳构化装置，主要原料混合碳四液化气，产品有轻芳烃、重芳烃，民用液化气等。原料混合碳四液化气，通过原料加热炉加热后，在反应器内与催化剂接触，经过低聚、环化，脱氢芳构化反应生成粗芳烃混合物，经过吸收稳定系统分离成合格的民用液化气和混合芳烃，再通过分馏分离成轻芳和碳9以上重芳烃。装置区共有油、气罐16台，水储罐2台，其中地下密闭排放罐1台，机泵20台套。为了防止污染环境和对操作人员造成损害，装置区所有排放的有机液体均排往密闭排放罐，然后根据情况再进行处理和排放。二、工艺原理反应部分：轻烃芳构化的机理十分复杂。一般认为，轻烃在分子筛的酸中心上芳构化反应时经历下列步骤：a）
2、通过在酸中心上发生化学吸附生成正碳离子得到活化；b)正碳离子进一步脱氢和裂解生成乙烯、丙烯、丁烯和戊烯。这些小烯烃是芳烃分子的建筑单元。这步反应属于吸热反应；c）小烯烃分子在B酸中心上低聚（二聚、三聚）生成C6-C8烯烃，后者再通过异构化和环化生成芳烃前体（带6元环的前体）。这步反应属于强放热反应；d）芳烃前体在L酸中心上通过脱氢生成苯、甲苯和C8芳烃等。这步反应属于吸热反应。在上述反应中，原料在酸中心上生成正碳离子的步骤最为关键。它决定了芳构化反应的活性和选择性。C3-C8之间的轻烃分子都可以在催化剂的酸中心上通过脱氢和裂解生成乙烯、丙烯、丁烯和戊烯。当反应温度和催化剂的酸度相同时，从不同碳
3、数的轻烃原料出发，可以得到具有同样热力学平衡分布的乙烯、丙烯、丁烯和戊烯。由于基本建筑单元的种类和浓度分布相近，所以从不同碳数的轻烃原料出发都可以得到苯、甲苯和C8芳烃等产物，并且原料对芳烃产物的分布影响不大。但是，若两种芳构化原料的碳数不同（如C3、C4、C5、C6、C7、C8）、结构不同（如直链烃、支链烃和环烷烃）和碳-碳键饱和程度不同（如烷烃、单烯烃、二烯烃），则其芳构化的活性、热效应和芳烃产率会有一定差别。一般来说，碳数越小的原料在酸中心上生成正碳离子越困难，其芳构化活性越低；在同碳数下，烯烃比烷烃更容易生成正碳离子，因而其活性较高；另外，异构烷烃因可以生成相对稳定的叔碳正碳离子，因此
4、其芳构化活性高于正构烷烃。当用烯烃含量较低的FCC碳四液化气制芳烃时，由于原料中烷烃含量高，活化时需要发生更多的裂解或脱氢反应，因此，虽然此后的烯烃低聚、 环化反应为强放热，但整个芳构化反应会表现为净吸热。另一方面，当用烯烃含量较高的裂解抽余碳四或裂解碳五为原料生产芳烃时，由于这些烯烃可以直接通过吸附变成正碳离子，进而发生低聚、环化反应生成芳烃前体，减少了裂解或脱氢反应生成正碳离子环节，所以整个芳构化反应会表现为净放热反应。值得注意的是，虽然烯烃和二烯烃容易芳构化，但对于进入反应器的芳构化原料中的烯烃和二烯烃含量还是要做适当限制。这是因为，烯烃浓度过高时容易在催化剂表面发生聚合，缩短催化剂单程
5、操作周期。二烯烃的危害甚于单烯烃。在实际生产中，一方面要通过碳五预分离装置尽可能脱除十分容易聚合的环戊二烯，同时要注意保持足够的芳构化干气循环。另外，轻烃中的水分、含氧化合物和裂解碳四、裂解碳五抽提过程中采用的含氮溶剂（DMF）也是催化剂的毒物，应该加以严格控制。其中，水分和含氧化合物反应生成的水合物能够钝化催化剂上的酸性活性中心，使催化剂减寿；DMF等溶剂则能在催化剂上发生高温聚合，缩短催化剂单程操作周期。几个基本概念a）催化剂的活性1. 表示催化剂对反应加速作用的强弱。2. 转化频率：即单位时间内每个活性中心引发的总包反应的次数。3. 反应速率：单位重量催化剂，反应产物在单位时间内增加的物
6、质的量。4. 速率常数5. 活化能6. 达到某转化率所需的最低反应温度。反应中液体转化率是芳构化催化剂活性的主要指标。反应器芳构化转化率=(总烯烃进料量-反应器流出物中烯烃量)/总烯烃进料量b）空速：混合碳四中烯烃是芳构化反应器中按化学式计量的反应物，它的进料量决定装置的生产率。空速为：烯烃空速=kg烯烃h-1/kg催化剂在催化剂床层中反应混合物料的停留时间取决于包括干气和烯烃、烷烃等部分物料在内的总流率，或者：总空速=kg反应混合物料h-1/（kg催化剂）当装置在低于设计能力下进行生产，空速将降低，停留时间增长，烯烃转化率增加。但有些副产物，特别是干气会增加，可以调整操作条件以得到最佳结果。
7、三、工艺流程本装置工艺过程分为反应部分、再生部分、吸收稳定部分、分馏部分、辅助系统五大部分。1.1.3.1 反应部分反应部分又分为原料预处理和反应两部分。1.1.3.1.1 原料预处理部分混合重碳四由球罐进装置后通过原料泵加压，进入原料气酸洗罐前的静态混合器与酸洗循环泵抽出打循环的磷酸二氢钠溶液充分混合后，进入原料气酸洗罐。罐内设填料一段，罐底设酸洗循环泵（P624A/B），酸液循环使用。通过酸洗罐脱出原料气中的含氮类物质，自压进入原料气水洗罐。原料水洗罐的作用是将原料气进装置时携带的酸液除去，罐内设填料一段，水洗注水泵（P625A/B）向罐上部注水，水洗用水连续排污。酸洗、水洗后的原料气经过
8、聚结器脱水后依次进入反应产物与原料换热器（E601/1.2.3.4）、原料汽化器（E602A/B）与反应产物换热，温度升高到260左右，进入原料加热炉加热到280，为反应器进料。同时在两台原料汽化器（E602A/B）之间的管线上为原料注水。由于此处温度为150以上，可以使水充分汽化，不易沉积。1.1.3.1.2 反应部分本装置反应分为混合碳四芳构化反应。芳构化装置采用固定床间歇反应-再生的操作方式，反应部分采用一台加热炉，两台反应器。每个反应周期由一个反应器独立完成，两个反应器交替使用实现整个芳构化装置的连续化生产。由于液化气芳构化反应为强放热反应，由于反应器分为上下两段为了防止反应器床层飞温
9、，故反应器上段温度由原料加热炉出口温度控制，下段床层温度由冷的新鲜原料来控制。原料液化气由装置区原料泵升压后经原料脱碱氮系统进入原料聚结器TS101脱水，由进料调节阀（FRC-6102）控制流量.再与反应产物充分换热、汽化后（E-601/1.2.3.4、E-602/1、2）进入原料加热炉(F-601)，加热至一定反应温度后（260-280），进入芳构化反应器(R601A或B)顶部。反应压力由富气压缩机所带负荷、反应压控（PIC-6106B）和（反飞动）PIC-6106A控制。反应条件：反应压力：0.55MPa 气压机入口压力 0.05 MPa 反应温度：1#温度360-3800C 进料重量空速
10、：1.09h-1从芳构化反应器（R601A/B）出来的反应产物经过换热器（E-602/1、2、E-601/1.2.3.4）、冷却器（E-603）换热冷却后（40）进入反应产物分离罐（V-601）进行气液分离，液相经泵压送至吸收稳定部分吸收塔中，气相进入气压机。 1.1.3.2 再生部分 再生部分包括催化剂再生，干燥剂再生和脱硫剂的更换三部分1 催化剂再生随着反应时间的增长，芳构化催化剂会因表面积炭而逐渐失活。当催化剂上的积炭量达到一定值时，需要通过再生来恢复其活性。芳构化催化剂的再生采用贫氧烧焦再生，分5个阶段进行。先建立一个闭路循环系统，再生气循环使用。再生时再生系统应先引氮气升压，而后补进
11、一定量的空气，以保证再生气的氧含量。由于再生气需要干燥及脱硫，因而再生时要将分液罐及再生气干燥器、脱硫器切入。烧焦前将切换出的反应器先用氮气置换然后切入再生流程。再生循环压缩机C-602入口管线氮气充压线充入氮气，待再生系统压力充气0.15MPa。启动再生循环压缩机C-602，增压的氮气经过再生换热器E-604壳程和再生加热炉R-602升温，从反应器顶进入反应器，烟气底部出来经再经换热器E-604和冷却器E-605进入再生分液罐V-602.罐顶部部分气体经PIC-6103放空，控制再生系统压力，底部间歇排出凝结水。从顶部出来的再生气进入脱硫灌D-601，脱除微量二氧化硫后，进入干燥灌D-602
12、脱除微量饱和水，再经E-604壳程返回再生循环压缩机C-602，再生氮气循环使用。实际操作中，应根据反应器内床层温度及再生气中氧含量的变化情况，适量补充空气。再生操作条件：再生温度 380-5200C 再生压缩机出口压力 0.45MPa 入口压力 0.15 MPa 再生气循环量 10000-12000NM3/h2 干燥剂再生：再生气干燥器(D-602)内装分子筛干燥剂。 由于催化剂再生时产生的少量水份将被干燥剂吸附，因而经过数次再生后，干燥剂将因吸附大量水份而饱和失效，此时应及时对干燥剂进行再生。再生气体为氮气（若氮气资源匮乏，也可用净化空气）。方法：改好流程：E605 V602 C602 V
13、603 E604 F602 D601 D602 从再生压缩机C-602入口补入氮气系统升压；启动压缩机氮气升压循环，点再生炉F-602，再生气升温；干燥器内床层温度升至200后，恒温12小时，然后熄灭F-602，干燥器降温，降温至60后停再生气压缩机，干燥剂再生结束。干燥剂再生也可利用催化剂再生后的烟气进行再生。过程如下：再生完成后，床层温度降至450，再生炉降温或熄火。将流程切入干燥剂再生流程，开始干燥剂再生。干燥器内床层温度升至200后，恒温12小时，然后熄灭F-602，干燥器降温，降温至60后停再生气压缩机，干燥剂再生结束。脱硫剂更换为保证再生气脱硫效果，脱硫器（D-601）内的脱硫剂应
14、定期卸出更换。根据原料的硫含量一般为每12年更换1次。1.1.3.3 吸收稳定部分1.1.3.3.1 凝缩油部分从气液分离罐V601罐顶出来的富气经气压机C601入口分液罐V608脱液后进入气压机升压，二级出口压缩富气，一路去反飞动调节阀PV6106A用以补充反应压力的不足，另一路和吸收塔底的富吸收油及解吸塔T602顶解吸气一起进入凝缩油冷却器E609，油、气、水一同进入凝缩油罐V609进行气液分离，气相返回吸收塔T601底部；污水定期排至污油罐；其余液相用凝缩油泵P603抽出，一路与稳定塔T603底油换热打入解吸塔中部，另一路直接进入塔顶部。1.1.3.3.2 吸收塔部分 粗芳烃用反应产物泵
15、P601加压后，经吸收塔进料调节阀LIC6101进入吸收塔四层，塔顶打入。稳定芳烃由稳定塔底泵P607加压作为补充吸收剂。由于吸收过程是放热过程，为了增强吸收效果取走吸收过程的剩余热量，吸收塔中部设有两个中段回流。吸收塔中段油由吸收塔中段泵P602分别从8曾和31层抽出加压后，经中段冷却器E610冷却，中段流控阀LIC6204后返回到塔9层和32层，和来自塔底的凝缩油气相进行传质传热。吸收C3、C4的富吸收油从塔底用泵P604抽出打到凝缩油冷却器进入凝缩油罐，塔顶出来的贫气经干气冷却器E617进入干气分液罐V611，从干气分液罐顶出来的干气经吸收塔压控调节阀PIC6201送入高压瓦斯管网。1.
16、1.3.3.3 解吸塔部分 凝缩油泵将凝缩油罐液相由解吸塔总进料调节阀LIC6201控制液面，一路直接送入解吸塔顶部，另一路经解吸塔进料换热器E611进入解吸塔第9层。解吸塔底重沸器E612用导热油作热源。塔底的轻组分上升，和塔顶下来的凝缩油及富吸收油组成的混合液逆向接触进行单项传质传热。C1、C2的轻组分被解吸出来，混合液送入凝缩油冷却器冷却回收液化气组分，不凝气经凝缩油气返线进入吸收塔。脱出C1、C2的解吸塔底油用泵P605加压后，经稳定塔进料换热器E613，打入稳定塔的第十八、二十二、二十六层塔盘。1.1.3.3.4 稳定部分稳定塔底用导热油作热源为稳定塔底重沸器E615提供热量。由于各
17、组分的沸点不同，塔底的轻组分沿塔盘逐层上升，与进入稳定塔的脱乙烷混芳进行传质传热。C3、C4组分以气态从塔顶出来进入液态烃冷却器E614冷却后进入液态烃罐V610。进行气液分离，不凝气经稳定塔压控调节阀PIC6202B，一路并入高压瓦斯管网，另一路并入低压瓦斯管网放火炬。液态烃罐的液相用泵P606抽出，一路经稳定塔顶回流调节阀T6213送回稳定塔顶作回流，控制塔顶温度和液态烃产品质量，一路经液态烃出装置调节阀LIC6206去球罐。稳定塔底油一路去重沸器E615，一路靠自压进稳定塔进料换热器E613与解吸塔底油换热，再进入解吸塔进料换热器E611换热后，一路经冷却器E616冷却后，用泵P607抽
18、出加压后，经补充吸收剂调节阀FV6209打入吸收塔顶作补充吸收剂，另一路直接出装置或经分馏进料加热器E623给分馏区四塔进料。1.1.3.4 分馏部分分馏塔的进料是稳定塔底混合芳烃经冷却器E616A/B前靠自压送出，通过分馏塔总进料调节阀FIC6205控制流量（根据进料量不同而不同），在换热器E623中加热到127，分为四路给分馏区四个分馏塔并行进料。一路由T604进料调节阀LIC6202控制流量，作为T604进料进入塔T604下进料段。塔顶蒸汽经冷凝器E618冷凝至40进入回流罐V612，再由泵P608抽出，作为回流打到T604塔顶，当回流罐内重芳烃含量少时，经调节阀LIC6302送至成品汽
19、油罐中。塔底液一部分靠自流进入重沸器E624，由导热油加热后靠比重差返回塔底。另一路由T605进料调节阀LIC6301控制流量，作为T605进料。塔顶蒸汽经冷凝器E620冷凝至40进入回流罐V614，再由泵P609抽出，一部份作为回流打到T605塔顶，另一部分作为产品经调节阀LIC6304送至成品汽油罐中。塔底液一部分靠自流进入重沸器E625，由导热油加热后靠比重差返回塔底.另一部分由T606进料调节阀FIC6303控制流量，作为T606进料。塔顶蒸汽经冷凝器E619冷凝至40进入回流罐V613，再由泵P610抽出，一部份作为回流打到T606塔顶，另一部分作为产品经调节阀FIC6306送至成品
20、汽油罐中。塔底液一部分靠自流进入重沸器E626，由导热油加热后靠比重差返回塔底。另一部分由T607进料调节阀FIC6305控制流量，作为T607进料。塔顶蒸汽经冷凝器E621冷凝至40进入回流罐V615，再由泵P611抽出，一部份作为回流打到T607塔顶，另一部分作为产品经调节阀LIC6308送至成品汽油罐中。塔底液一部分靠自流进入重沸器E627，由导热油加热后靠比重差返回塔底，四个分馏塔塔底部分重芳烃含量合格，经泵P615加压后经冷却器E622冷却至40由调节阀LIC6307控制流量，送至成品柴油罐中。T605、T606、T607塔顶回流罐都设有不合格线，T604、T605、T606塔底抽出
21、也都设有不合格线，在开工或事故状态时使用。重芳烃出装置调节阀后设有开工循环线与热进料进料线连接，作为开工冷循环用。当塔顶、塔底物料严重污染时可从不合格线打入废品线中，送至成品汽油罐。四、工艺指标主要工艺指标名称项 目单 位指 标1R601A/B压力 MPa（G）0.352脱碱氮罐压力 MPa（G）1.53T601压力 MPa（G）1.14T602压力 MPa（G）1.255T603压力 MPa（G）1.06T604 压力MPa（G）0.017T605 压力MPa（G）0.018T606 压力MPa（G）0.019T607 压力MPa（G）0.0110R601A/B入口温度33039011R60
22、1A/B床层温度330-42012T601顶温 28 13T602釜温96-10514T603顶温 556015T603釜温15018016T604顶温 11012017T604釜温22024018原料炉出口温度26033019V601液位406020V609液位4060 21V610液位3070 22V605液位 2023V611液位 20 24T601液位406025T602液位4060 26T603液位4060 27T604液位2060 28T605液位406029T606液位4060 30T607液位4060 31酸洗循环量t/h1030 32补充吸收剂入吸收塔温度2025 33原料水
23、洗罐液位3070 34原料酸洗罐液位3070 35车用气水洗罐液位4060 36车用气碱洗罐液位4060 反应岗位操作原则： 反应岗位是装置的核心，对装置的生产平稳和产品质量影响很大，因而反应岗位操作员一定要保证操作平稳，确保产品质量。平稳操作操作遵循以下几个原则；正常状态下，保证进料量稳定；严格控制反应器的入口温度，波动范围应不超过2；反应器入口温度的升温范围为360380及时监测液体产物产率和芳烃含量，根据分析结果调整操作，若达不到指标则适当调整反应温度。操作中控制反应器入口温度，调整冷进料量，控制第二段催化剂床层温度，使整个床层温度均匀。控制好汽液分离灌液位及V601压力保证吸收稳定系统
24、的平稳操作当反应器的床层温度达到420时各产物达不到指标，则认为一个操作周期结束。此时应将反应流程切入再生流程，进行再生操作周期。一、正常操作法1、加热炉出口温度由TIC6108 和FIC6105串级控制影响因素：进料量的变化，进料量的增减造成炉出口温度的降升；燃气、燃油流量、压力变化，流量或压力升高，都使炉出口温度升高，反之下降；燃气、燃油的性质、组成不稳定，炉出口温度波动；燃油、燃气温度低、带水、雾化不好、炉出口温度下降；燃气带油，炉膛温度上升，炉出口温度上升。雾化蒸汽压力低、雾化不好火燃变红发飘，喷油量增加炉膛温度上升，炉出口温度上升，烟囱冒黑烟；雾化蒸汽压力大，火燃颜色发白，火硬，变短
25、、容易缩火、灭火，炉出口温度下降；一、二次风门、烟道挡板的变化、引风机风量变化，也会引起炉膛、炉出口温度变化。仪表控制失灵；瓦斯总压控失灵；阻火炬或火嘴堵塞；调节方法：正常时原料炉出口温度由炉出口温度调节器TRC-6108和FIC-6105串级控制燃料气量来控制，也可用FIC-6105单独控制或手动控制。燃料气、燃油及蒸汽流量和压力波动时联系调度及时处理；平稳进料量瓦斯灌及时排凝，每班一次或不定时；调整好一二次风门，引风机量；调整并固定好烟道挡板（一般不作调节）；仪表失灵。改走副线并通知调度；瓦斯总压控失灵改走副线控制稳瓦斯压力，联系调度维修；阻火炬堵塞应走另一组，并且切除处理。2、反应温度：
26、影响因素：（1）反应进料量变化；（2）原料炉出口温度的变化；（3）催化剂促进反应能力（活性）的变化；（4）原料组成的变化调节方法：（1）通过控制进料量及原料预热温度（炉出口温度）的方法控制反应温度；（2）通过冷进料控制二段入口和下部床层温度；（3）严密注意催化剂活性的变化；（4）随时监测原料组成，以便及时调整反应床层温度。3、反应压力控制影响因素：反应进料量及性质的变化；炉出口温度的变化反应深度变化；压控阀及反飞动调节阀失控；V-601液位高，气压机入口分液灌V-608液位高；气压机入口温度过高或过低，使气压机入口组分发生变化；气压机压缩能力，工作状况的影响：吸收稳定系统波动；测量仪表失灵。调
27、节方法：平稳反应进料量；联系调度调整原料的性质及组成；平稳炉出口温度；反应深度变化时及时调节气压机及后部操作；压控失灵改手动，到现场看一次表，联系调度仪表修理；降低V-601、V-608液位；调整好气压机入口反应混和介质的温度；控制气压机出口反飞动量，平稳入口压力；吸收稳定系统调整操作，平稳压力；气压机故障切至备用机，联系调度维修；在开工或压缩机故障时由反应压控PRC-6106遥控放火炬调节阀控制反应压力。7.1.2.3 再生岗位操作法再生岗位操作原则：1. 再生时应密切监控床层温度，严禁发生超温损坏设备和催化剂。如发生床层超温，应采取措施：a) 迅速停止或减少补入净化风量，控制氧含量；b)
28、降低再生炉出口温度350以下或停炉；c) 加大再生气循环量，带走反应器内热量；d) 严重超温或上述方法控制不住时，熄灭炉火、停再生压缩机停止再生气循环，用氮气置换再生器内烟气，降氧含量降温。再生温度最高不准超过540。2. 观察并定时分析反应器入口和出口气体氧含量，两小时一次；3. 必须将脱硫器、干燥器切入再生回路，而且注意定时给分液罐脱水，以防止将水带入反应器内，损坏催化剂；4. 主风机出口压力应该不低于0.4MPa，保证烟气流量。a) 一方面大循环量可以提供更多的氧，有利于快速烧焦。b) 另一方面可以迅速带走烧焦放出的热量。5. 主风机突然停机，应关闭净化风阀并且熄灭再生炉。6. 主风机事
29、故停机后，修好试机时，要将反应器切除，避免试运过程中，氧含量超高，床层飞温造成事故。再生过程整个催化剂的再生过程可以大致分五个阶段，以再生炉出口温度表示为350、400、450、480和520。在前三个温度段烧焦时控制反应器入口氧含量不大于3%，第四个温度段控制氧含量不大于5%，第五阶段恒温烧焦，控制氧含量不小于5%。这样便于判断催化剂再生是否完全。前四个阶段通过调整补氧量来控制催化剂床层温度，均匀烧焦。也就是在每个阶段连续补入净化风，通过调整风量控制床层温升。补氧量是靠温升控制。第一二阶段，温升(相对于炉出口温度)为60-100，第三四阶段，温升为40-80（再不超温的情况下）。保证连续烧焦
30、，避免温升大幅度波动。在每个阶段升温过程中，应停止补氧，待床层温度升到时再补入空气。前四个阶段，补氧使床层温度烧起来后，可适当将炉出口温度降低10-20。每次的升温的判断依据为在此温度段有补氧的情况下，催化床层的温升小于10。第五阶段为恒温烧焦阶段，当床层各点温度趋于一致（温差小于2）且没有耗氧时则床层继续恒温12小时后，催化剂再生接束。通过净化风手阀及孔板流量控制补氧量。通过PIC-6103控制主风机C-602出口压力（0.4-0.45Mpa）。通过再生气孔板FI6110流量观察再生烟气循环量(10000-12000Nm3).再生过程中要密切注意反应器及再生工艺管线热膨胀情况，防止升温太快或
31、温度太高损坏设备。反应器再生时步骤：R-601A或B充入氮气后，调换盲板：原料入、出口阀盲死；再生气入、出口阀拆开盲板。将反应器切入再生流程。在反应器入出口排凝，放出残油。再生系统升压。向系统充氮气，系统压力为0.070.1MPa。开再生压缩机C-602氮气循环。点再生加热炉F-602，氮气升温控制出口温度，升温速度5060/h。取样分析系统氧含量，每小时一次。待床层温度升至350，向系统缓慢补充净化风50200Nm3/h，密切观察床层温升情况，如没有温升，停止补氧，继续升温。370时再缓慢给氧，观察床层温升情况，如没有温升则停氧继续升温，直到有明显温升后，可逐渐增加系统氧含量。当床层温度40
32、0时，恒温贯通。，整个升温时间812小时。当床层各点温度均匀，上下一致后。开始分阶段再生。再生好的反应器切入反应流程步骤：首先给再生器升温，升温流程和再生一样。当床层温度升至300时，停炉。如再生好的反应器床层温度在300330是可直接置换。将此反应器四个盲板全部盲好，关闭此反应器所有阀门。在出入口排凝。用氮气充入反应器，在取样点取样分析系统氧含量，氧含量控制在0.5%，不合格再充氮气置换，直至氧含量合格。快速将反应器原料的入口、出口盲板拆开，并且把反应器切入反应流程。点原料加热炉F-601，炉出口温度升至260时，反应进料。开始原料控制在3T/h，控制反应器顶部温度380，如果床层温升太快，
33、超温，调整原料加热炉出口温度反应压力用反应压控调节阀PIC-6106B控制，放火炬。调整进料量6T/h，反应压力高时开气压机，将压缩富气送入吸收稳定系统。调整操作至正常。7.1.2.4 干燥剂再生操作法干燥剂再生：目的：再生气干燥器(D-602)内装分子筛干燥剂。 由于催化剂再生时产生的少量水份将被干燥剂吸附，因而经过数次再生后，干燥剂将因吸附大量水份而饱和失效，此时应及时对干燥剂进行再生。再生气体为氮气（若氮气资源匮乏，也可用净化空气）。方法：改好流程：E605 V602 C602 V603 E604 F602 D601 D602 从再生压缩机C-602入口补入氮气系统升压；启动压缩机氮气升
34、压循环，点再生炉F-602，再生气升温；干燥器内床层温度升至200后，恒温12小时，然后熄灭F-602，干燥器降温，降温至60后停再生气压缩机，干燥剂再生结束。干燥剂再生也可利用催化剂在生后的烟气进行再生。过程如下：再生完成后，床层温度降至450，再生炉降温或熄火。将流程切入干燥剂再生流程，开始干燥剂再生。干燥器内床层温度升至200后，恒温12小时，然后熄灭F-602，干燥器降温，降温至60后停再生气压缩机，干燥剂再生结束。脱硫剂更换为保证再生气脱硫效果，脱硫器（D-601）内的脱硫剂应定期卸出更换。根据原料的硫含量一般为每12年更换1次。7.2 吸收稳定岗位操作指南7.2.1 吸收塔操作指南
35、 操作指标： 塔顶温度：3040 塔底温度：4060 补充吸收剂量：40006000Kg/h吸收剂量是吸收塔吸收效果好坏的重要保证。也是吸收解吸系统热平衡和物料平衡的关键因素。控制适合的液气比是吸收解吸塔操作的关键。合理调整吸收剂及补充吸收剂量，防止平衡破坏。7.2.2 解吸塔操作指南操作指标：塔顶温度：4060不 塔底温度：9095塔顶温度由冷进料量及塔底温度控制，塔底温度由入重沸器的热载体量控制，当塔顶温度升高时，增加冷进料量，当塔顶温度下降时，减少冷进料量。当塔底温度下降时，增加热载体量。塔顶压力控制为气压机出口压力控制。7.2.3 稳定塔操作指南操作指标：塔顶温度：4560 塔底温度：
36、156162回流量：1400016000Kg/h 顶压：0.91.1MPa塔顶温度由回流量及塔底温度控制，塔底温度由入重沸器的热载体量控制，当塔顶温度升高时，增加回流量，当塔顶温度下降时，减少回流量。当塔底温度下降时，增加热载体量。塔顶压力控制采用冷热旁路控制。所控制的压力为塔顶物料的饱和蒸汽压，也就是说塔顶的组成变化其饱和蒸汽压就会变化塔顶的压力也随之变化，塔顶压力升高时，调整阀开度多走冷旁路使气相减少，而塔顶压力降低时，相反要增加气相。塔顶回流罐液面由塔顶物料采出控制，塔底液面由塔底物料采出控制。当液面降低时，减少产物采出量；当液面升高时，增加产品采出量。7.2.4 民用气碱洗、水洗系统操
37、作指南操作指标：碱液浓度：3%以上 水：常排碱洗罐液位：70% 水洗罐液位：60%民用气通过稳定塔回流泵自V610抽出，一路打回流，一路出装置，出装置的一路经过碱洗、水洗罐脱去民用气里含有的H2S。7.3 分馏岗位操作指南7.3.1 分馏岗位的操作任务1. 本标准规定了分馏岗位的任务、工艺流程、主要操作原则、正常操作法、正常开停工，紧急停工。本标准适用于气体精制分馏岗位的操作。2.任务：利用分馏原理将混合芳烃分离成目的产品轻质芳烃及重芳烃。7.3.2 分馏岗位操作控制分馏塔操作原则：1) 严格控制分馏塔进料量保证分馏塔进料稳定，以免打破塔内物料平衡状态；2) 搞好物料平衡，严格控制好侧线抽出量
38、，保持其平稳操作；3) 保持回流的流量稳定及返塔温度平稳；4) 保持塔顶压力平稳，波动范围控制在0.010.03 Mpa，要注意环境温度变化对塔顶压力的影响，做到及时调节；5) 保持进料温度的稳定；6) 保持塔底重沸器流量稳定，以控制稳定的塔底汽化量；7) 保持塔底液面、回流罐液面稳定；控制指标：塔顶温度：112130 灵敏板温度：110120F点温度：230245 塔底温度：245-255塔顶压力：0.010.03Mpa 回流罐压力：0.010.03MPa 回流量：6002000kg/h顶压控制方法：塔顶压力控制采用冷热旁路控制。所控制的压力为塔顶物料的饱和蒸汽压，也就是说塔顶的组成变化其饱
39、和蒸汽压就会变化塔顶的压力也随之变化，塔顶压力升高时，调整阀开度多走冷旁路使气相减少，而塔顶压力降低时，相反要增加气相。分馏塔温度控制方法：塔顶温度由回流量及塔底温度控制，塔底温度由入重沸器的热载体量控制，当塔顶温度升高时，增加回流量，当塔顶温度下降时，减少回流量。当塔底温度下降时，增加热载体量。分馏塔液位由塔底物料采出控制，回流罐液位由回流量控制。解物料性质物质名称英文缩写分子式熔点沸点液体密度kg/m3苯BC6H65.580.1885甲苯TC7H8-95110.5867乙苯EBC8H10-93.9136867邻二甲苯OXC8H10-29144.3880间二甲苯MXC8H10-53.6139
40、864对二甲苯PXC8H1013.2138.2861正常操作(一) 干气中C2以上组分的控制.影响C2以上组分高的因素：富气量过大，冷却器冷却效果差，吸收剂量小，吸收效果不好。1. 吸收塔顶温度高。2. 吸收塔压力过低。3. 解吸塔底温度过高，大量C3、C4被解析，增加吸收塔负荷。调节方法：1. 提高吸收塔吸收剂流量，降低塔顶温度。2. 提高吸收塔中段回流量。3. 按控制指标控制压力，并保持平稳。4. 适当降低解吸塔底温度。（二）、车用液化气中C2以下组分含量的控制影响因素：1. 解吸塔塔底温度过低，降低了脱吸效果。2. 吸收塔液气比过大，塔内温度低。3. 吸收塔压力过高，吸收过度。4. 吸收
41、塔顶温度过低，吸收过度。调节方法：5. 提高解吸塔塔底温度或调整冷进料流量，加大热进料量。6. 适当降低吸收塔吸收剂量和中段回流量。7. 按控制指标控制好压力。8. 适当提高吸收塔塔顶温度。（三）、液化气中C5以上组分含量的控制影响因素：1. 稳定塔顶回流量小，塔顶温度高。2. 稳定塔压力低。3. 稳定塔塔底温度高。4. 稳定塔进料温度高，进料口偏上。调节方法：1. 增加回流量，降低塔顶温度。2. 适当提高塔压力，并保持平稳。3. 适当降低塔底温度。4. 降低进料温度，改变进料口位置。（四）、稳定芳烃蒸汽压的控制影响因素：1. 稳定塔重沸器温度高，芳烃蒸汽压低，2. 稳定塔底液面长时间高，芳烃
42、蒸汽压高，3. 稳定塔塔顶压力高，芳烃蒸汽压高4. 稳定塔进料量及组成、进料位置的变化。5. 稳定塔进料温度高，芳烃蒸汽压低。6. 顶回流过大，芳烃蒸汽压高。调节方法1. 芳烃蒸汽压的控制可直接影响分馏塔操作。也影响车用液化气的质量，调解时要统筹兼顾，照顾全面。2. 调节重沸器温度，保证芳烃在重沸器内停留的时间及正常液位。3. 调节稳定塔顶回流量，改变塔顶温度，控制好回流比。4. 控制好解吸塔操作，避免稳定塔进料量、进料温度及组成大幅度变化。（五）、吸收塔压力的控制影响因素：1. 富气量的变化。（入装置原料量的变化、反应深度、反飞动量）2. 气压机出口压力变化。3. 解吸塔底温度高。4. 吸收
43、塔吸收效果差。5. 压控阀，仪表失灵。6. 干气罐液面高调节方法：1. 正常操作时，压力由吸收塔压控调节阀自动调节压 力。2. 根据气压机出口压力及时调节。3. 适当降解吸塔底温度。4. 改善吸收效果。5. 仪表失灵联系处理。6. 控制解吸塔塔底温度在指标范围内。7. 干气罐定时脱液。（六）、稳定塔压力控制影响因素：1. 稳定塔塔底温度变化。温度升高，压力上升。2. 进料量和组成变化。组分轻，压力上升。3. 塔顶回流量过大，压力上升。4. 进料带水，回流带水压力波动。5. 液态烃冷却器负荷过大，冷却效果不好，压力上升。6. 解吸塔操作不稳，大量C2组分被带到稳定塔，压力上升。7. 仪表失灵。调
44、节方法：1) 用压控阀控制压力。2) 根据芳烃质量情况，适当调节塔底、塔顶温度。3) 适当调节顶回流量。4) 调节冷却器冷却效果。5) 加强液态烃罐脱水，6) 控制好解吸塔操作，避免稳定塔进料量、进料温度及组成大幅度变化。7) 联系仪表处理。（七）、凝缩油罐液位的控制影响因素：1. 吸收剂量，粗芳烃量，凝缩油量的变化。2. 富气量和富气组成的变化。3. 解吸塔进料泵故障。（凝缩油）4. 凝缩油液控失灵。5. 凝缩油冷却器冷却效果差。调节方法：1. 正常时用凝油液控调节阀开度控制罐液面。2. 调节有关流量使之平稳。3. 调节水温、水压，改善冷却效果。4. 仪表失灵 、改走副线，通知仪表处理。5. 切换备用泵。（八）、液态烃罐液位的控制影响因素：1. 稳定塔压力变化，压力高，液面低。2. 液态烃冷却器冷却效果差，液面低。3. 稳定塔顶温度高，液面高。4. 回流量和液化气出装置量变化。5. 储罐压力高或泵故障。6. 仪表指示失灵。调节方法：1. 正常时用液态烃出装置调节阀控制罐液面。2. 调节好稳定压力，使其平稳。3. 调节塔顶回流量使顶温正常。4. 调节水量、水压，改善冷却效果。5. 联系球罐处理，泵故障切换备用泵。6. 联系仪表处理。（九）、吸收塔液位的控制影响因素：1. 粗芳烃量的变
