PX工艺简介

根据装置情况不同而不同，一般化工生产装置均按每年检修一次考虑，检修期一个月左右，通常年操作时间为8000小时。对于大型炼油、乙烯装置由于检修频率更小，因而一般大于8000小时。 1、化工厂废气废水的处理

环境污染问题，如果有废水排放，应在水源下游建厂。有废气排放，应在下风处建厂。注意生产安全。

本项目生产过程中主要产生的污染物有废气、废水、废渣和噪音。 （1）废气

PSA装置正常生产过程中无废气排放。不正常时，装置界区内加热炉燃烧会产生废气；在轻烃改质装置催化剂再生过程中产生的废气，烧焦气的主要成分为氮、氧及二氧化碳等，可高点直接排入大气。废气的来源、数量及处理措施见下表4-9项目废气排放情况汇总表。

表4-9 项目废气排放情况汇总表

排放源 催化剂 再生放空气 废气 类型 排放量 排放 规律 间断 主要污染物 排放去向 工艺尾气 2142kg/h 反应进料加热炉 燃烧烟气 5600kg/h 连续 N2：74.6%wt CO2：23.8%wt 装置高点排O2：0.8%wt 大气 H2O：0.8%wt CO2：～13%wt SO2排放速率：痕量 烟囱 SO2排放浓度：痕量 高空排放 烟尘：20mg/Nm3 （2）废水

装置排放的废水主要是排出的含轻烃脱盐水污水和地面冲洗水等，详见下表4-10：

表4-10 项目污水排放情况汇总表

排放源 污水种类 排放量 t/h 排放 规律 主要污染物 排放去向

含轻烃污水 回流罐 催化剂再生气 机泵填料函排水、油罐切水、地面冲洗水 循环水排污 初期雨水 可能被污染的雨水、原料缓冲罐分液、解吸气混合罐分液 地面冲洗水 含轻烃污水 0.05 间歇 HC：100wt ppm 含盐量：6%wt 间断 COD：400mg/l 石油类：150mg/l 连续 连续 间断 COD：300mg/l 石油类：200mg/l COD：100mg/l 污水预处理站 含盐、含油污0.66～2 水 污水预处理站 含油污水 清净废水 3～5 6 300t/次 污水预处理站 污水预处理站 COD：300mg/l 废水池收集后送污石油类：300mg/l 水预处理站 含油污水 微量 间歇 C1-C6 污水预处理站 含油污水 间歇 污水预处理站 （3）废渣

表4-11 项目废渣排放情况汇总表

废渣 名称 废催化剂 废惰性瓷球 废吸附剂 废歧化催化剂 排放点 反应器 反应器 吸附塔内 歧化反应器 白土塔 排放量 281.25吨/次次 60吨/次 267吨/次 67.889吨/次 100吨/次 排放 规律 每2年 更换一每2年 更换一次 每20年 更换一每7年 更换一次 每1年 更换二次 主要成分 ZnO、 Al2O3-SiOAl2O3 处理处置方式 厂家回收 (堆比0.58～0.63) 界外委托填埋处置 (堆比1.0～1.2) 原生产厂回收处理或桶装深埋 原生产厂回收处理 界外委托填埋处置 白土 （4）噪声

本项目产生的主要噪声见表4-12。

表4-12 项目噪声控制措施表

噪声源 放置位置 减防噪措施 降噪后噪声级(dBA)

加热炉 空冷器 机泵 压缩机 PSA工艺管道 室外 室外 室外 半敞开 室外 选低噪声火嘴 选低噪声风机、电机 选低噪声电机，隔振、减振 选低噪声电机，隔振、减振 控制气流速度,加小型管道消音器 85 85～93 85～93 93 80～85 本项目工艺尾气经装置的高点直接排入大气，加热炉的燃烧烟气通过烟囱排放到大气，不会对建设地区大气环境造成大的危害。

本项目生产废水经管线收集后送原污水预处理场统一处理。 本项目产生的废渣部分可由供货商回收处理，部分协议委托大连东泰产业废弃物处理有限公司进行无害化处理。

机泵等产生的噪声经上述措施后，能够达到《工业企业厂界环境噪声排放标准》（GB12348-2008）的标准要求，对厂界噪声值影响较小。

生产过程中各塔顶及容器连续排放的压力较高的含烃气体，应排入装置燃料气管网，作为燃料；开停工及操作不正常时排放的气体密闭送入火炬系统，不就地排放。火炬系统应设置气柜，以便于回收正常排气进燃料气管网。

根据上述材料海南PX项目环评报告，PX装置各回流罐产生的废水含有较高浓度的苯和二甲苯，不能直接排至污水处理场进行处理。环评建议该股水送至酸性水汽提装置进行预处理，通过蒸汽汽提将废水中的苯、二甲苯污染物汽提至酸性气送硫磺回收装置最终焚烧处理，汽提后废水再送入污水处理场含油污水处理系列处理后回用。

根据海南炼化800万吨/年炼油项目的环保验收报告实际监测数据来看，目前废水处理场含油废水处理系列SS、COD、氨氮、石油类、挥发酚、硫化物处理水质均符合含油废水处理系列出口水质设计指标要求。经含油污水处理系列处理后的废水全部回用，PX投产后，经该系列处理后

的废水仍然全部回用于循环水场和装置区。

以海南PX项目投产后全厂排污情况汇总来看，PX项目会增加废气排放，增加SO2 NOx 烟尘 苯类气体等有害气体排放。会增加氨氮、COD、硫化物、挥发酚等水中有害物质排放。

因此，是否相应配套环保措施可以保证到位，并保证持续有效运行，是民众对PX项目最大的担心。

本项目水源

本项目的生产、生活供水均来自园区内的供水设施。生产给水采用新鲜水，水质符合《石油化工给水排水水质标准》（SH3099-2000）中生产给水水质指标，主要水质指标如下：

色度 ≤15度 温度 1～22℃ 浊度 ＜3NTU pH 6.5～8.0

总硬（以CaCO3计） 100mg/L 总碱（以CaCO3计） 80mg/L Cl- 10mg/L SiO2 9mg/L

生活给水水质指标满足《生活饮用水卫生标准》（GB5749-2006）的要求。

4.4.2 节水措施

为节省水资源，本项目将主要采取下列节水措施： （1）冷却用水采用循环水，可节约大量的新鲜水； （2）装置采用先进的生产工艺，使用水消耗大幅下降；

（3）采用先进的控制系统，提高装置控制水平，减少废水排放； （4）加强成本核算；

（5）采用节水设备和节水器具。采用防渗技术。 本项目用水包括生产用水、脱盐水和生活用水。 生产用水为45t/h。 脱盐水为13.525t/h。 生活用水为3t/h。

经上述测量，本项目年用水量为51.68万t/a。 2、控制室

本装置采用DCS（分散控制系统）系统，实现对装置生产过程中的工艺参数的自动检测、指示、记录、累积、报警、调节及操作。

SIS系统（安全联锁仪表系统SIS）设置在现场机柜室（FRR），与DCS系统分开独立设置，以确保人员及生产装置、重要机组和关键设备的安全。SIS系统按照IEC61508、IEC61511中规定的SIL3级设计。SIS系统采用经TUV安全认证的双重化、三重化或四重化的可编程序控制器（Programmable Logic Controller-PLC）。SIS系统按照故障安全型设计。与DCS系统通信，在DCS系统操作站上显示。SIS系统设工程师站、顺序事件记录站（Sequence Event Recorder-SER），显示报警及操作通过辅助操作台上的开关、按钮和DCS系统的操作站来完成。

在中央控制室（CCR）辅助操作站上设置紧急停车按钮，开关采用硬线接到中央控制室机柜室的SIS控制器或远程I/O单元的DI卡，通过冗余安全网络通信到现场机柜室SIS控制器进行逻辑运算。

SIS系统具有报警事件顺序记录功能（SER），用冗余的光纤电缆连接构成独立的SIS系统SER网络。SER网络配置一台工程师站和一台SER工作站，安装在中央控制室（CCR）。工程师站安装在现场机柜室（FRR），用于SIS系统的组态、下装、调试和日常维护，SER工作站用于报警事件顺序的记录。

SIS系统根据工艺操作要求，对原因输入设置旁路开关。所有开关、按钮动作时应在DCS画面和操作台上显示并打印记录。

ITCC系统（综合控制系统）用于压缩机等设备参数的在线监视及保护，对转动设备的性能进行分析和诊断，对压缩机进行防喘振控制。重要转动设备的主要运行参数，包括轴振动、轴位移、转速等，直接传送至ITCC系统。操作人员可以在ITCC系统中直接读取转动设备参数，并对设备的运行性能进行在线的诊断分析。

ITCC系统的信号输入卡和数据处理器安装在FRR中，服务器和工作站安装在中央控制室（CCR）。ITCC系统中用于工艺操作的数据，以通信方式传送至DCS系统。

序号 1 2 3 4 5 6 工程名称 轻烃改质装置 PSA装置 抽提装置 歧化装置 丙烷罐区及泵房 中控楼 单位 104t/a Nm3/h 104t/a 104t/a m3 m2 规模 69 62300 97 154 5000 1350 备注 3、 表3-7 主要工艺条件表 名 称 项 目 设计值

名 称 项 目 操作压力，MPag 设计值 0.5 520～540 0.03～0.20 2.4-2.43 42-50 43-55 2.55-2.58 80 171 1.2-1.23 49 232 1.52-1.55 46 96 反应器 反应温度，℃ 反应器压差，MPag 塔顶操作压力，MPag 吸收塔 塔顶操作温度，℃ 塔底操作温度，℃ 塔顶操作压力，MPag 解吸塔 塔顶操作温度，℃ 塔底操作温度，℃ 塔顶操作压力，MPag 稳定塔 塔顶操作温度，℃ 塔底操作温度，℃ 塔顶操作压力，MPag 丙烷塔 塔顶操作温度，℃ 塔底操作温度，℃ （1）PSA装置：顺放气缓冲罐、解吸气混合罐，操作压力最高为0.2MPa，操作温度为20～40℃，操作介质为氢气和各种烃类等组成的混合气体。壳体主体材料选用CS。由于缓冲罐后接压缩机，因此设计时应考虑到故障状态下设备可能处于负压的情况。 （2）反应器

7台反应器采用固定床反应器，操作温度为450～550℃，操作压力为0.35MPaG，设计采用空速0.4h-1，年操作时数为8400小时。

4、生产车间的安全防火防爆

本系统采用集中报警形式，总线制，火灾报警控制器(联动型)，设在控制室内，在装置区设置防爆手动报警按钮，报警信号均送至火灾报警控制器。

控制器发出声光报警的同时将报警信号送往扩音对讲系统的信号发生器，该系统兼做现场警报装置。

易燃易爆管线均需设置静电接地，对于可能存在可燃或有毒气体泄露及聚集的地方设置可燃或有毒气体检测器探头进行检测，并将报警信号引入控制室进行声光报警。

5、产品运输储存

产品对二甲苯、氢气，原料抽余油、轻石脑油、饱和液化气和富氢燃料气由管道输送，其余原料及成品采用水路、公路运输二种运输方式。水路依托芳烃码头，公路运输采用取货制方式组织运输。

对二甲苯在低温时成无色片状或棱柱体结晶。可与乙醇；乙醚；丙酮和苯混溶，不溶于水。爆炸极限1%-6%（体积）

包装：小开口钢桶；螺纹口玻璃瓶、铁盖压口玻璃瓶、塑料瓶或金属桶（罐）外普通木箱；螺纹口玻璃瓶、塑料瓶或镀锡薄钢板桶（罐）外满底板花格箱、纤维板箱或胶合板箱。

对二甲苯采用镀锌铁桶密封包装，或用不锈钢槽车装运，同时加氮封保护。冬季应有防冻措施，按易燃有毒物品规定贮运

储存于阴凉、通风的库房。远离火种、热源。库温不宜超过37℃。保持容器密封。应与氧化剂分开存放,切忌混储。采用防爆型照明、通风设施。禁止使用易产生火花的机械设备和工具。储区应备有泄漏应急处理设备和合适的收容材料。

相比生产过程，PX的储存与运输环节可能蕴含更大风险。这是因为，PX既是易燃液体，同时也容易凝固，凝固点只有13.26°。因此，贮运时既要远离火种、热源，避免阳光直晒，又要有保温设施，并防止泄漏。

一位业内专家也举例说，国内某PX项目虽然距离上游产业较近，但由于附近没有PTA产能，产品只能外运，于是在运输过程中频频出现凝固问题，并导致工厂时时停工。由于PX易燃，因此凝固后再融化就存在一定危险，并且也增加了成本。 产品系统

产品混合芳烃送往芳烃装置，依托原芳烃储罐。 副产丙烷储存于新建的4台5000m3丙烷球罐。 副产氢气送往芳烃装置的氢气管网，无需储存。 副产苯储存依托原芳烃储罐。 6、加热方式

本项目所需中压蒸汽（3.5MPa）205.8万吨/年，由大连市金州新区大孤山石化产业园区供给，蒸汽量可以满足项目要求。 采暖通风和空气调节

本轻烃深加工项目各装置为敞开式框架结构，无需采暖。 新增中控楼采用分体式或柜式空调机组，以调节室内温度。 7、产品检测

用气象色谱仪

项目Item 化学纯 (CP) 水分Water 合格

酸度Acidity(以H+计)/（mmol/100g） ≤0.023 易炭化物质readily carbonizable substances 合格

折光率Refractive index n20/D 1.4962~1.4982 蒸发残渣Evaporation residue ≤0.005%

沸程Boiling range/℃ 137.0~140.0

含量Assay ≥95.0%

碱度basicity(以OH-计)/（mmol/100g） ≤0.023 硫化合物sulfur compound ≤0.006%

8、本项目涉及的主要有毒有害物料毒性类别、接触浓度限值、健康危害、急救措施如下：

① 混合碳四

理化性质——气体状，无色气体或黄棕色油状液体，有特殊臭味。引燃温度：380～537℃。极易燃，与空气混合能形成爆炸性混合物。遇热源和明火有燃烧爆炸的危险。

健康危害——本品有麻醉作用。急性中毒：有头晕、头疼、兴奋或嗜睡、恶心、呕吐、脉缓等；重症者可突然倒下，尿失禁，意识丧失，甚至呼吸停止。可致皮肤冻伤。慢性影响：长期接触低浓度者，可出现头疼、头晕、睡眠不佳、易疲劳、情绪不稳以及植物神经功能紊乱等。

环境危害——应特别注意对地表水、土壤、大气和饮用水的污染。

急救措施——皮肤接触：若有冻伤，就医治疗；吸入：迅速脱离现场至空气新鲜处。保持呼吸道通畅。如呼吸困难，给输氧。如呼吸停止，立即进行人工呼吸。就医。

消防措施——灭火方法：切断气源。若不能立即切断气源，则不允许熄灭正在燃烧的气体。喷水冷却容器，可能的话将容器从火场移至空旷处；灭火剂：雾状水、泡沫、二氧化碳。

泄漏应急处理——迅速撤离泄漏污染区人员至上风处，并进行隔离，严格限制出入。切断火源。建议应急处理人员戴自给式呼吸器，穿防寒服。不要直接接触泄漏物。尽可能切断泄漏源。用工业覆盖层或吸附/吸收剂盖住泄漏点附近的下水道等地方，防止气体进入。合理通风，加速扩散。喷雾状水稀释。漏气容器要妥善处理，修复、检验后再用。

② 苯

理化性质——无色透明液体，有强烈芳香味。熔点5.51℃，沸点80.1℃，相对密度（水=1）0.88，相对蒸气密度（空气=1）2.77，临界压力4.92MPa，临界温度288.9℃，爆炸极限1.2%～8.0%（体积比），自燃温度560℃，最小点火能0.20mJ，最大爆炸压力0.880MPa。高度易燃，蒸气与空气能形成爆炸性混合物，遇明火、高热能引起燃烧爆炸。蒸气比空气重，能在较低处扩散到相当远的地方，遇火源会着火回燃和爆炸。

健康危害——吸入高浓度苯对中枢神经系统有麻醉作用，引起急性中毒；长期接触苯对造血系统有损害，引起白细胞和血小板减少，重者导致再生障碍性贫血。可引起白血病。具有生殖毒性。皮肤损害有脱脂、干燥、皲裂、皮炎。

急救措施——吸入：迅速脱离现场至空气新鲜处。保持呼吸道通畅。如呼吸困难，给氧。如呼吸停止，立即进行人工呼吸。就医；食入：饮足

量温水，催吐。就医；皮肤接触：脱去污染的衣着，用肥皂水或清水彻底冲洗皮肤；眼睛接触：提起眼睑，用流动清水或生理盐水冲洗。就医。

消防措施——喷水冷却容器，尽可能将容器从火场移至空旷处。处在火场中的容器若已变色或从安全泄压装置中产生声音，必须马上撤离；灭火剂：泡沫、干粉、二氧化碳、砂土。用水灭火无效。

泄露应急处理——消除所有点火源。 作为一项紧急预防措施，泄漏隔离距离至少为50m。如果为大量泄漏，下风向的初始疏散距离应至少为300m。

③ 甲苯

理化性质：甲苯是有机化合物，属芳香烃，分在常温下呈液体状，无色、易燃。它的沸点为110.8℃，凝固点为-95℃，密度为0.866克/厘米。甲苯不溶于水，但溶于乙醇和苯的溶剂中。

危险性——健康危害：对皮肤、粘膜有刺激性，对中枢神经系统有麻醉作用；急性中毒：短时间内吸入较高浓度本品可出现眼及上呼吸道明显的刺激症状、眼结膜及咽部充血、头晕、头痛、恶心、呕吐、胸闷、四肢无力、步态蹒跚、意识模糊。重症者可有躁动、抽搐、昏迷；慢性中毒：长期接触可发生神经衰弱综合征，肝肿大，女工月经异常等。皮肤干燥、皲裂、皮炎。

泄漏应急处理——迅速撤离泄漏污染区人员至安全区，并进行隔离，严格限制出入。急救措施——皮肤接触：脱去被污染的衣着，用肥皂水和清水彻底冲洗皮肤；眼睛接触：提起眼睑，用流动清水或生理盐水冲洗。就医；吸入：迅速脱离现场至空气新鲜处。保持呼吸道通畅。如呼吸困难，给输氧。如呼吸停止，立即进行人工呼吸。就医；食入：饮足量温水，催吐，就医。

消防措施——灭火方法：喷水保持火场容器冷却。尽可能将容器从火场移至空旷处。处在火场中的容器若已变色或从安全泄压装置中产生声音，必须马上撤离；灭火剂：泡沫、干粉、二氧化碳、砂土。用水灭火无效。

使用注意事项——本品具有中等毒性，对皮肤和粘膜刺激性大，对神经系统作用比苯强，但因甲苯最初被氧化生成苯甲酸，对血液并无毒害。连续8h吸入浓度为100～200mL/m3的甲苯蒸气时，会出现疲惫，恶心，错觉，活动失灵，全身无力，嗜眠等；短时间吸收600mL/m3蒸气时，会引起过度疲惫，激烈兴奋，恶心，头痛等症状。工作场所最高容许浓度为200mL/m3（750mg/g）。

④ 二甲苯

理化性质——二甲苯属于芳香烃类，为无色透明液体；为邻、间、对三种异构体的混合物；特臭；易燃。与乙醇、 氯仿或乙醚能任意混合，在水中不溶。沸程为137～140℃。

毒性及防护——二甲苯具有中等毒性。经皮肤吸收后，对健康的影响远比苯小。若不慎口服了二甲苯或含有二甲苯溶剂时，即强烈刺激食道和胃，并引起呕吐，还可能引起血性肺炎，应立即饮入液体石蜡，就医。二甲苯蒸气对小鼠的LC为5060*10-6，大鼠经口最低致死量4000mg/kg。

健康危害——二甲苯对眼及上呼吸道有刺激作用，高浓度时，对中枢系统有麻醉作用。急性中毒：短期内吸入较高浓度本品可出现眼及上呼吸道明显刺激症状、眼结膜及咽充血、头晕、头痛、恶心、胸闷、四肢无力、意识模糊、步态蹒跚。重者可有燥动、抽搐或昏迷。有的有癔病样发作。慢性影响：长期接触有神经衰弱综合症，女人有可能导致月经异常。皮肤接触常发生皮肤干燥、皲裂、皮炎。

污染来源——生产工厂的废水废气，以及生产设备不密封和车间通风换气，是环境中二甲苯的主要来源。运输、贮存过程中的翻车、泄漏，火灾也会造成意外污染事故。

危险特性——易燃，其蒸气与空气可形成爆炸性混合物。其蒸气比空气重，能在较低处扩散至相当远的地方，遇明火会引着回燃。

泄漏应急处理——迅速撤离泄漏污染区人员至安全区，并进行隔离，严格限制出入。切断火源。

防护措施——呼吸系统防护：空气中浓度较高时，佩戴过滤式防毒面具(半面罩)。眼睛防护：戴化学安全防护眼镜；身体防护：穿防毒物渗透工作服；手防护：戴橡胶手套；其它：工作现场禁止吸烟、进食和饮水。工作毕，淋浴更衣。注意个人清洁卫生

急救措施——皮肤接触：脱去被污染的衣着，用肥皂水和清水彻底冲洗皮肤；眼睛接触：提起眼睑，用流动清水或生理盐水冲洗。就医；吸入：迅速脱离现场至空气新鲜处。保持呼吸道通畅。如呼吸困难，给输氧。如呼吸停止，立即进行人工呼吸。就医；食入：饮足量水，催吐。就医。

消防措施——灭火方法：喷水冷却容器，可能的话将容器从火场移至空旷处；灭火剂：泡沫、二氧化碳、干粉、砂土。

⑤ 液化石油气

理化性质——无色气体或黄棕色油状液体,有特殊臭味。主要成分丙烷、丙烯、丁烷、丁烯等。易燃，闪点（℃）-74。引燃温度（℃）426～537。极易燃，与空气混合能形成爆炸性混合物。遇热源和明火有燃烧爆炸的危险。与氟、氯等接触会发生剧烈的化学反应。其蒸气比空气重，能在较低处扩散到相当远的地方，遇火源会着火回燃。

健康危害——本品有麻醉作用。急性中毒有头晕、头痛、兴奋或嗜睡、恶心、呕吐、脉缓等；重症者可突然倒下，尿失禁，意识丧失，甚至呼吸停止。可致皮肤冻伤。长期接触低浓度者，可出现头痛、头晕、睡眠不佳、易疲劳、情绪不稳以及植物神经功能紊乱等。

环境危害——本品易燃，具麻醉性，对环境有危害，对水体、土壤和大气可造成污染。

急救措施——皮肤接触：若有冻伤，就医治疗；吸入：迅速脱离现场至空气新鲜处。保持呼吸道通畅。如呼吸困难，给输氧。如呼吸停止，立即进行人工呼吸。就医。

消防措施——灭火方法：切断气源。若不能切断气源，则不允许熄灭泄漏处的火焰。喷水冷却容器，可能的话将容器从火场移至空旷处；灭火剂：雾状水、泡沫、二氧化碳。

⑥ 氢气

理化性质：熔点-259.2℃，沸点-252.8℃，相对密度（水=1）0.07（-252℃），相对密度（空气=1）0.07，溶解性不溶于水，不溶于乙醇、乙醚。分子式H2，危险性类别第2.1类易燃气体，外观与性状无色无臭气体。爆炸极限4.1%～74.1%，自燃点570～590℃，最大爆炸压力0.720MPa。

侵入途径——吸入

健康危害——本品在生理学上是惰性气体，仅在高浓度时，由于空气中氧分压降低才引起窒息。在很高的分压下，氢气可呈现出麻醉作用。

急救措施——迅速脱离现场至空气新鲜处。保持呼吸道通畅。如呼吸困难，给输氧。如呼吸停止，立即进行人工呼吸。就医。

危险特性——与空气混合能形成爆炸性混合物,遇热或明火即会发生爆炸。气体比空气轻，在室内使用和储存时，漏气上升滞留屋顶不易排出，遇火星会引起爆炸。氢气与氟、氯、溴等卤素会剧烈反应。

消防措施——灭火方法：切断气源。若不能立即切断气源，则不允许熄灭正在燃烧的气体。喷水冷却容器，可能的话将容器从火场移至空旷处；灭火剂：雾状水、泡沫、二氧化碳、干粉。

泄漏应急处理：迅速撤离泄漏污染区人员至上风处，并进行隔离，严格限制出入。 有毒有害物的防护措施

（1）装置设计为密闭系统，使有毒物料在操作条件下置于密闭的设备和管道中，各个连接处采用可靠的密封措施，不与人员接触，保证职工健康不受损害；

（2）生产中具有毒性和刺激性的物料，在可能出现接触物料设备附近设置洗眼喷淋器，一旦介质不慎溅到脸部或皮肤上，可以立即用水冲洗； （3）接触有毒有害物的工作岗位配有专用的个人防护设施，如空气呼吸器、氧气呼吸器、过滤式防毒面具、防护眼镜、防护手套、防护鞋以及工作服等。

（4）装置区内设置氮气和仪表空气管线，以便于在装置故障或停车时吹扫和置换设备和管线内的有毒介质和易燃易爆介质。 火灾、爆炸防护措施 卫生保健措施

（1）根据各岗位需要，供给各岗位工作服、手套等防护用品。 （2）设备排列整齐，无跑、冒、滴、漏现象，定期清洗，操作者必须对设备、容器、工器具清洗符合标准后，才能交接。

（3）更换产品品种前必须清场，经检查合格后，方可投料。 （4）操作人员应有良好的卫生习惯，按规定要求洗手、洗澡、剪指甲、更衣，保持个人清洁卫生。 电气照明

装置内的大部分现场操作柱、配电箱等设备按环境特性选用防爆型设备，防爆等级为dⅡBT4级。照明灯具选用防爆型（dⅡBT4级）或增安型（eⅡBT4级）灯具。部分有可能受氢气影响的区域，现场操作柱、配电箱等设备按环境特性选用防爆型设备，防爆等级为dⅡCT4级。照明灯具选用防爆型（dⅡCT4级）或增安型（eⅡCT4级）灯具。在主要疏散通道设置事故照明灯。配电线路均采用阻燃型铜芯电缆。其余按环境要求选用相应的配电设备。 本项目受自然因素的影响

本项目建设所在地区地震基本烈度为7度，地震可对本项目的生产装置、建构筑物等造成威胁及破坏。

本项目所在地年平均雷暴日为18.5天，如缺少防雷接地设施或防雷接地不全、损坏等，易发生雷击、火灾爆炸等事故。

本项目所在地年平均降雨量为672.8mm，日最大降水量为198.5mm，雨量较为丰富，如装置区排水不畅，还会造成内涝，存在电气设施受淹发生短路、以及发生触电事故等的可能；建构筑物、设备等基础长期浸泡松软，强度降低，同样会影响到装置的正常运行。 生产用水和生活用水系统

本项目水源来自园区的市政给水管线。生产、生活给水从工业园区生活给水管线和生产给水管线上接入，在装置入口处设切断阀、流量计和压力表后，送至各单元用水点。总管采用DN150，生产给水供水压力为

≥0.4MPa，生活给水供水压力0.30～0.4MPa。供工艺用水、消防水池及循环水池补充水以及各个构筑物的洗刷、淋浴等卫生器具用水。

本项目所在地的极端高温为36.1℃，操作人员在高温环境下作业会引起中暑，人体长期处于高温作业环境中可出现高血压、心肌受损和消化功能障碍病症等。

本项目所在地极端低温度为-21.1℃，如设备未采取防冻防凝措施或防冻防凝措施不当，设备、管线有冻裂的危险，而导致二次事故。低温还会给操作人员的身体健康带来一定的危害。

原料

石脑油在常温、常压下为无色透明或微黄色液体，有特殊气味，不溶于水。密度在650-750kg/m3、。硫含量不大于0.08%，烷烃含量不超过60%，芳烃含量不超过12%，烯烃含量不大于1.0%。

对二甲苯生产方法

典型的对二甲苯生产方法是从石脑油催化重整生成的热力学平衡的混二甲苯(C8A)中通过多级深冷结晶分离或分子筛模拟移动床吸附分离(简称吸附分离技术，将对二甲苯从沸点与之相近的异构体混合物中分离出来。

由于石油产业链上原料的限制， 以煤炭为原料， 通过煤制甲醇， 甲醇制芳烃， 芳烃分离提取对二甲苯， 煤炭或者甲醇也将成为生产对二甲苯的原始原料之一，醇和甲苯生产对二甲苯

生产对二甲苯(PX)已经有多种不同的工艺，以石油为原料的主要有抽提法和甲苯歧化法。抽提法有UOP的Isomar和Parex工艺、Axens的Eluxyl工艺、ExxonMobil化学的XyMax工艺；甲苯歧化法有UOP的Px-Plus法、ExxonMobil化学的PxMax法。以液化石油气为原料生产PX的工艺有由

BP和UOP合作开发的Cyclar工艺，首套工业化装置已在沙特阿拉伯Yanbu的IbnRushd厂建成，并于1999年投产。

项目优势可行

本项目所需主要原料抽余油、轻石脑油和液化气可通过公司原有芳烃装置自产或与大连本地中石油公司签订供应协议，在资源可靠性方面具有独到的特殊优势。

本项目可充分利用现有公用工程等便利条件，把资源优势更好地转化为经济优势。本装置拟建在集团所属芳烃厂区内，交通运输方便，水、电、环保等基础设施完备。

轻烃改质装置采用大连理工齐旺达化工科技有限公司开发的轻烃改质工艺（Nano-Forming）；PSA装置采用成都华西化工科技股份有限公司的10-2-6VPSA流程变压吸附氢提纯技术；抽提和歧化装置采用石科院的抽提蒸馏技术和AXENS的TRANSPLUS工艺。以上各装置工艺先进成熟，运行情况安全稳定，可以满足本项目的技术要求。

实际塔板数51 塔径5m 板间距0.7 塔高46米

取10块板设置一个人孔 开5个人孔 孔直径为450 mm，塔顶和塔釜也各设置一个人孔。开有人孔的塔板间距取为800 mm。

PX联合装置是一套以重整油中C7～C9芳烃为原料，最大限度地生产高纯度的对二甲苯（PX）的联合装置，是生产聚酯纤维（PET）的基本原料生产装置。PX是生产精对苯二甲酸（PTA）的原料。PX联合装置通常由歧化和烷基转移装置、二甲苯异构化装置、对二甲苯吸附分离装置和二甲苯精馏装置等四部分组成，其基本流程如下：

将C7芳烃（通常来自重整抽提单元及PX装置内部循环）和C9芳烃（来自PX装置内部循环）通过歧化和烷基转移反应（歧化和烷基转移单元）转化成富含对二甲苯的混合二甲苯产物，再将该部分混合二甲苯与重整装置来的C8+芳烃、抽提单元来的混合二甲苯、二甲苯异构化装置的C8+芳烃一起通过二甲苯塔的分离（二甲苯分离单元），脱除其中的C9+芳烃（循环回歧化与烷基转移单元）后，该部分C8芳烃通过模拟移动床（SORBEX）吸附分离工艺（吸附

分离单元）从C8芳烃中提取高纯度的目的产品对二甲苯，再将抽余物中的间二甲苯、邻二甲苯和乙苯（贫PX混合液）通过二甲苯异构化工艺（异构化单元），把贫PX的C8芳烃混合物转化成富含PX的混合二甲苯混合物，使不平衡的混合?C8芳烃向平衡方向转移，反应成平衡状态的二甲苯混合物再进入二甲苯分离单元。

镇海45万吨/年PX联合装置1997年的设计方案中，原料C7～C9芳烃主要来自公司80万吨/年连续重整装置，小量的C7和C8芳烃来自半再生重整（即30万吨/年固定床重整和15万吨／年固定床重整）。2000年根据十五规划，公司计划于2002年再建成一套100万吨／年的连续重整装置。考虑到届时公司内部C8+芳烃的富余情况及歧化与烷基转移单元的高消耗情况，PX项目决定在1997年初步设计的基础上缓建歧化与烷基转移单元，装置的进料完全由两套连续重整装置的C8+芳烃来代替。

第二节 二甲苯概况

二、混合二甲苯

１ 混合二甲苯的物理性质

混合二甲苯，即C8A，有四种同分异构体，分别为邻二甲苯、间二甲苯、对二甲苯和乙基苯。这四种同分异构体的沸点相近，很难用精馏方法分离出高纯度的对二甲苯。它 C8A四种异构

体的物性情况

项目 20℃密度 冰点 沸点 汽比热 熔解热

目前分离混合二甲苯四种同分异构体的工业方法主要有深冷结晶法、络合分离法、吸附分离法，其次还有共晶、磺化等方法，其中吸附分离法最为先进。

2 混合二甲苯的来源

随着石油化学工业的发展，芳烃主要从石油产品中得到，一般混二甲苯由石油馏份经重整得到，称为重整二甲苯；石油馏份裂解制乙烯过程中的副产品裂解汽油中也有二甲苯，称裂解二甲苯；另外将其他芳烃如甲苯和C9芳烃进行歧化和烷基转移制得混二甲苯称歧化二甲苯；将对二甲苯含量较低的混二甲苯通过异构化工艺，将间二甲苯、邻二甲苯、乙苯转化成对二甲苯，制得对二甲苯含量较高的混合二甲苯称为异构二甲苯。典型的二甲苯不同来源的

单位 Kg/m3 ℃ ℃ Cal/kg

邻二甲苯 874.5 -25.173 144.41 82900

间二甲苯 864.1 -47.872 139.104 82000 2765

对二甲苯 861.6 13.263 138.355 81200 4090

乙基苯 866.9 -94.975 136.86 81000 2193

KCal/kg 3260

模变小，并使得公用工程耗量降低。由于任何甲苯歧化工艺都产生轻质和重质芳烃付产品，因此降低未转化物质循环，也就是意味着通过TDP操作，可以提高产品总产量。

甲苯歧化工艺得到石化级的苯和二甲苯产物。全部以甲苯作原料得到的苯的纯度可以轻易达到ASTM（美国材料实验学会）规定的精制545级苯的规格；?若进料中甲苯和C9芳烃各占50％，则苯的纯度可以满足ASTM规定的精制535级。从甲苯歧化得来的二甲苯含有二甲苯异构体，并且乙苯含少：对二甲苯为23～25％，间二甲苯为50～55％，邻二甲苯为23～25％，乙苯含量仅为1～2％，乙苯含量低使得二甲苯可作为吸附分离装置或对二甲苯结晶装置的原料。

甲基歧化工艺要求在一定的氢气气压下进行，以尽量防止催化剂结焦。由于甲苯歧化工艺芳烃环损坏可以忽略，因此氢耗量非常少。甲基群在反应条件下非常稳定，因此在反应中基本保持不变。绝大多数氢消耗是由于进料中非芳烃杂质的裂化造成的。

广泛的工业生产经验表明，甲基歧化催化剂展示了在很长时间内连续运行的稳定性。绝大多数甲苯歧化装置的设计，可实现在催化剂再生前至少运行12个月，但大多数装置均可连续运行几年，而不必进行催化剂再生。催化剂再生，就是就地采用简单的碳燃烧方式。

2 甲苯歧化技术的进料要求

甲苯歧化装置的进料为纯甲苯或甲苯与C9芳烃(A9)的混合物。甲苯由重整产物得到（当然还有一部分来自PX生产装置的内部循环物）。重整产物中的苯和甲苯在环丁砜装置中抽提出来，用白土处理，然后分馏出独立的苯和甲苯产物。通常，一小部分甲苯作为溶剂卖掉，或重新与汽油调和。剩下的甲苯送至甲苯歧化装置，转化成苯和二甲苯。进料中的A9通常由以下组份组成：重整产物回收的直馏A9、二甲苯异构化装置以及甲苯歧化装置本身的A9付产品。

甲苯歧化工艺可使加工变化范围从100％甲苯到100％CA9的进料。考虑到每个项目的经济性，进料中A9的范围最优值为40～60％。通常，当进料中A9成份增加时，产品组分就向重质芳烃转变。一般情况下，由于高的苛刻度与裂化组份有关，原料中饱和烃的使用受到限制。另外，原料中二环及多分子的组份也受到限制，因为它们可加速催化剂的失活。

一般情况，原料中组份必须满足以下规格：

杂 质 非芳香烃 水 总氯 总氮 总硫

3 甲苯歧化工艺流程简介

表1-2-1 歧化原料杂质含量要求

效 应

增加裂介，增加氢耗量，降低苯纯度 抑制脱烷基化反应，可逆 促进芳烃环裂化，可逆 中和催化剂活性中心，不可逆 影响苯产品质量

限制含量

重量比2%，最大 100PPm，最大 1PPm，最大 0.1PPm，最大 1PPm，最大

甲苯歧化工艺采用一种非常简单的流程，它包括一个固定床反应器和一个产品分离装置，如下图1-2-3所示。

新鲜进料先与富含氢气的循环气混合，与热反应器的排出物换热后进入加热炉，在加热炉内汽化，达到到反应温度时，热的蒸汽进料送至反应器，然后向下流过固定床催化剂。反应器的排出物通过与混合进料换热器换热，进行冷却。混合进料包括进料与氢气补充气，然后送至一个产品分离器。氢气富气从分离器顶部抽出，再返回反应器，一小部分循环气用来吹扫，清除循环线路中积累的轻质轻。分离器底部的液体送至汽提塔，汽提塔塔顶的C5冷却后分离出气、液相产品。汽提塔塔顶气送至燃料气系统，塔顶液打回铂重整装置脱丁烷塔，而物流中的苯可以在环丁砜装置中回收，苯和二甲苯产品，伴随未反应的苯和A9，从汽提塔底部抽出，再回到芳烃装置的苯、甲苯分馏进行循环。

4 ?主要设备

因为甲苯歧化工艺只要求相对温和操作条件，因此建造时不需要特殊材料。工艺设计的简化和常规金属材料，使得投资与维修费用低。工艺设计的简化使得从现行的重整、加氢脱烷基化和加氢精制装置改造成甲苯歧化工艺非常理想。

1） 进料加热炉

该加热炉为普通对流加热炉，物料在加热段加热，对流段用作热油系统或蒸汽发生器。加热炉可以使用燃料油，也可用燃料气，每个喷嘴带有燃料气调节器，加热炉出口装有温度控制器，调整至喷嘴的燃料温度。加热段炉管由1.25%Cr－0.5％Mo钢管制造，对流段炉管由碳钢制造。

2） 反应器

甲苯歧化工艺作用简单的下流式、固定床、汽相反应器。反应器应1.25?％Cr-0.5％Mo钢制造。

3） 产品分离器

分离器用来将反应器排出物分离成液相产品和富含氢气的循环气。分离器中的压力决定着反应器的压力，分离器的压力通过调节氢气补充气的进口速率来调整。氢气的纯度由循环气压缩机的氢气分析仪监控，当氢气纯度太低时，循环气就进行吹排。在通常情况下，分离气中的废气排出是间断的。产品分离器由镇静碳钢制造。

4） 循环气压缩机

压缩机通常为离心式，由电机或蒸汽透平驱动。压缩机有密封油和润滑油线路，并有自动关闭系统，以保护机器受损坏。

5） 汽提塔

建造脱庚烷塔的目的是为了从反应器排出物中移去轻质付产品,与一个热虹吸再沸器结合。热量由上游的二甲苯塔塔顶蒸汽提供。脱庚烷塔由碳钢制造。

6） 换热器

混合进料换热器由1.25％Cr-0.5％Mo钢制造，其它换热器由碳钢制造。

二、吸附分离技术

目前国际上吸附分离技术成熟的有UOP的Parex工艺和IFP的Eluxyl工艺技术。两者都是新颖的吸附分离法，用于回收来自混合二甲苯的对二甲苯。“混合二甲苯”是指包括乙苯、对二甲苯、间二甲苯和邻二甲苯在内的C8芳烃异构体的混合物。这些异构体在一起蒸发用常规蒸馏使其分离是不可能的。吸附分离工艺采用一种为对二甲苯而选择的固体沸石吸附剂，为回收对二甲苯提供了一种有效的途径。与传统的色谱分离法不一样，吸附分离工艺为连续工艺，它模拟液体进料逆流到固体吸附床上。进料与产品连续进出吸附层，且组份基本保持不变。

吸附分离工艺于1971年问世不久，很快就成为世界对二甲苯回收的最佳技术。?在该工艺之前，只能用分步结晶生产对二甲苯，1975?年建造了最新的对二甲苯结晶器，吸附分离装置能从单程进料中回收97％以上的对二甲苯，而提供的对二甲苯产品纯度达99.9％或更高。

1 吸附分离工艺的优点 1） 产品纯度高

近20年来，市场需求的对二甲苯纯度大大提高。1970年吸附分离工艺问世时，市场上销售的对二甲苯纯度为99.2％；到1992年，纯度标准已升至99.7％（Wt），且纯度标准有继续上升趋势。为了满足用户的需求，所有新建的吸附分离装置在每次回收97％（Wt）的情况下都能生产纯度99.9％纯对二甲苯。大部分老式吸附分离装置经改造即可生产纯度为99.9％的对二甲苯，其他吸附或结晶技术都无法达到这一性能。

2） 回收率高

吸附分离工艺与结晶技术相比，其主要是吸附分离工艺能从每通过一次的进料中回收97％以上的对二甲苯，而结晶器必须与限制每次通过只回收65％的对二甲苯的低熔组成极限作斗争。两者的不同点见图1-2-4就一目了然。

图1-2-4是一家生产对二甲苯能力为25万吨/年的吸附分离联合装置与一家16.8万吨/?年的结晶联合装置的比较情况。图中的高数值是表示通过吸附分离联合装置的流量，则图中的低数值则指通过结晶器的流量，吸附分离联合装置可以从一定规模的二甲苯塔和异构化装置中生产的对二甲苯较结晶联合装置生产的对二甲苯高50％。此外，由于异构化装置循环流量损耗相应减少，因此，每个新鲜进料装置的对二甲苯收率亦得以改善。生产16.8万吨/年与生产25万吨/年对二甲苯之差就相当于4000多万美元/?年（对二甲苯按500美元/吨算）。对二甲苯生产率保持不变，这两种技术还是可以比较的。这样的话，二甲苯塔和异构化装置要更大些，方能生产等量的对二甲苯，但要增加投资费用和公用工程费用。这就清楚地说明只有在整套芳烃联合装置的情况下比较不同技术的重要性所在。

3） 异构化的最佳使用

在结晶器联合装置中循环对二甲苯不仅循环线路中的设备规模和循环线路范围内的公用工程消耗，而且还无法使用二甲苯异构化能力。来自吸附分离装置的提余液几乎完全被对二

图1-2-4 PAREX工艺与结晶法的比较

甲苯耗尽（小于1％），而来自典型结晶器的母液则含有9.5％对二甲苯。由于异构化装置不能超过对二甲苯的平衡浓度（23～24%），所以进异构化装置的进料中任何对二甲苯在该装置单程通过时对二甲苯总量都会降低。因而在加工吸附分离提余液时，相同的异构化装置每次通过可产的对二甲苯较加工结晶器母液时所产的对二甲苯大约要多60％。

4） 吸附剂寿命长

吸附分离工艺使用的沸石吸附剂价格昂贵。对于一套年产20万吨的吸附分离装置一次填充吸附剂约需1000万美元左右。为降低这种投资，在设计和工艺操作中务必小心，以消除潜在的吸附剂污染源。在正常操作的情况下，吸附分离的吸附剂估计寿命为10年。许多吸附分离装置的吸附剂都已运转10年以上，且吸附剂性能没有变化。

5） 公用工程消耗低

在吸附分离工艺中使用重的吸附剂可以减少从抽提液和提余液中分离出脱附剂所需的能耗。每套吸附分离装置都与对二甲苯塔热联合，将来自加压二甲苯的塔顶馏出物用来重沸吸附分离装置中的脱附剂分馏塔。此外，使用特殊的高通量再沸器管使传热到最大限度，并使二甲苯塔的设计压力降到最低限度。

2 进料

大部分用来生产对二甲苯的混合二甲苯都来自催化重整的粗汽油。大量的混合二甲苯是由甲苯歧化装置生产，或者回收乙烯装置裂解重质进料的热解汽油副产品。在大部分情况下，去吸附分离装置的这种二甲苯进料就不需要在溶剂抽提装置中进行处理脱除非芳烃杂质。这些杂质会使公用工程消耗增加，又占据供二甲苯用的吸附分离装置的空间，但这些杂质不影响对二甲苯产品的纯度或吸附分离装置的回收情况。

吸附分离装置用的进料必须经预分馏，以分离出C8芳烃馏份，并以白土处理以免影响吸混合二甲苯

298 201 1009 异构化 1034 二甲苯分馏塔 1281 1261 PAREX-97%回收率 深冷结晶-65%回收率 250 168 1030 ＞1%PX 1048 9.5%PX PX产品

C9芳烃 流量单位：千公吨/年

附，如果吸附分离装置与上游炼厂或乙烯装置是联合在一起的，那么，联合装置在设计时应将预馏分和白土处理一并考虑进去。如果另外购买混合二甲苯运送到现场，在进入吸附分离装置之前，必须先经汽提、白土处理和再蒸馏。

一般来讲，进吸附分离装置的进料应符合以下规格：

表1-2-2 吸附分离装置的进料规格要求

污染物 苯 甲基乙基苯 其他C9芳烃 总硫 总氮 活性氧 羰化物总量 总氯 水 溴指数 色泽(pt-co) 铅 砷 铜

3 工艺流程简介

典型的吸附分离装置的每个吸附室被分成许多吸附“床层”。每个吸附床由下面的专用栅板支撑，栅板还装有流量分配器，每个流量分配器通过“床层管线”连接到旋转阀或控制阀系统。各吸附床层间的流量分配器是用来注入或排出来自吸附层的液体，或者重新分配吸附室断面面积上的液体。

典型的吸附分离装置有24块吸附床层、24块栅板。由于从实际建造考虑，大部分吸附分离装置由2个吸附室与12块床层相串联组成。

在吸附分离工艺中，有4股物流，通过旋转阀或控制阀系统将这些物流分配到吸附室。这些物流包括：

进料输入——混合二甲苯进料 抽出液——对二甲苯与脱附剂

抽余液——乙苯、间二甲苯、邻二甲苯与脱附剂。 脱附剂送入——循环来自馏份工段的脱附剂。

在任何给定的时间，只有4根床层管线是有效的，将净物流输入或输出吸附室。按照组

影响

改变吸附剂的选择性，可逆 随同对二甲苯被抽提，污染产品 聚集在循环脱附剂上，增加公用工程消耗 粘固吸附中心，能力下降，可逆 粘固吸附中心，能力下降，可逆 粘固吸附中心，能力下降，可逆 破坏沸石结晶体结构，不可逆 影响沸石晶体结构，不可逆 水太多会对吸附剂引起水蒸汽热损坏 对二甲苯的规格要求 改变吸附剂的选择，不可逆 改变吸附剂的选择，不可逆 改变吸附剂的选择，不可逆

极 限 500PPm，最大 100PPm，最大 500PPm，最大 1PPm，最大 1PPm，最大 1PPm，最大 10，最大 5PPb，最大 1PPb，最大 5PPb，最大

烯烃聚合，聚积在吸附剂上，能力下降，不可逆 20，最大

份纵向分布下移到吸附室，用旋转阀或阀门控制定期转换液体进料的位置的排出点。“循环回流”泵能使液体从一个吸附室的底部循环到加一个吸附室的顶部。

将来自旋转阀的稀释抽提液送入到抽提液塔，以便分离来自脱附剂的抽提液。将来自抽提液塔塔顶的馏出物送到成品精制塔，在这里，进料带来的少量甲苯都能分离出来而及到高纯度的对二甲苯产品。

将来自旋转阀的稀释提余液送到提余液塔，以便分离来自脱附剂的提余液。提余液塔出来的塔顶馏出含有“尚未萃取”的C8芳烃：乙苯、间二甲苯、邻二甲苯。然后，将提余液产品送到异构化装置，在此生成附加的对二甲苯，最后循环到吸附分离装置。

来自抽提液塔塔底和提余液塔塔底的脱附剂通过旋转阀或程序控制系统循环回到吸附室，进料中任何污染物将聚在脱附剂上。为防止污染聚积，要制订措施，以便使循环脱附的一部分流进到一个小型的脱附剂再蒸馏塔，在此除去任何污染物。在正常运转期间，混合二甲苯在被送入吸附分离装置之前要以汽提、白土处理和再蒸馏。

5 吸附分离的设备方案

UOP的吸附分离采用PAREX工艺。这套设备包括旋转阀、吸附室内件或“栅板”、旋转阀的控制系统、循环回流泵以及net flonss。其中的旋转阀是一种经过高度精密设计的工艺件，UOP旋转阀对对二甲苯产品的净化和对对二甲苯固定床液相连续吸附分离过程的可靠性起决定性作用。吸附室的栅条对对二甲苯固定床液相连续吸附分离过程的性能也是起决定性作用的。这些特制的栅条用来支撑每个吸附床和防止固体吸附剂漏入工艺物流。同时，每个栅条有一个流量分配器，在不同的时候，该分配器用来注入或抽取净物流中的一种流，或者把液流从一个吸附床重新分配到下个吸附床。吸附室中流量的正确分配对对二甲苯的净化和回收性能是非常重要的，但是在大直径容器内是难以达到的。随着对二甲苯规模的逐年扩大，UOP目前已研究出确保正确流量分配，而且保持过程良好性能的栅条设计。

UOP提供的对二甲苯控制系统是一种监视和控制净物流流量率，计算和控制循环回流正确流量率以及确保旋转阀良好操作的特殊系统。该控制系统的精密流量对对二甲苯过程的性能是起决定作用的。此外，旋转阀是一种需要有专门控制系统的设备特件。

由于对二甲苯固定床液相吸附分离过程中采用的是温和操作条件，因此整套装置可由碳钢构制成。

对二甲苯固定床液相连续吸附分离过程通常与上游二甲苯塔热联合。在二甲苯塔顶端获取混合二甲苯，从塔底脱去重质芳烃。用二甲苯塔的顶端蒸汽重新沸腾对二甲苯吸附分离装置的抽出液塔和抽余液塔。

UOP的PX装置内提供高性能的热输送管线，称之为“高通量”管线。此管线采用促使泡核沸腾，而且能使常用管线的传热系统提高到10倍的特殊涂料层。对对二甲苯吸附分离装置分馏塔的重沸器来说，特殊的高通量管线可以减少再沸器的大小，并使得二甲苯塔设计成低压操作。在吸附分离再沸器中没有高通量管线的情况下，二甲苯塔必须设计在110～130磅/英寸2下操作。带有高通量管线，二甲苯塔的设计压力可降到80～90磅/英寸2。

三、二甲苯的异构化工艺 1 工艺概况

异构化工艺以最大限度地从C8?芳烃异构化混合物中回收特殊的二甲苯异构物。所谓的“混合二甲苯”是用来叙述含有对二甲苯、邻二甲苯、间二甲苯以及一些乙苯平衡混合物的C8芳烃混合物。该异构化工艺最常用于对二甲苯的回收，但是也可以用来最大限度的回收邻二甲苯或间二甲苯。在对二甲苯回收的情况下，混合二甲苯进料加入到对二甲苯装置，在那里，对二甲苯异构物优先萃取，单程纯度为99.9％（重），回收率为97％（重）。然后把来自对二甲苯吸附分离装置的提余液（对二甲苯几乎全耗尽）送入异构化装置。异构化装置重新确定二甲苯异构化平衡分配。实际上，从剩余的邻二甲苯和间二甲苯中产生了附加的对二甲苯，然后，把来自异构化装置的流出物重新循环回到对二甲苯吸附分离装置以回收附加的对二甲苯，这样邻位的间位的异构物被循环到消除。

目前异构化装置国内使用的催化剂主要有UOP的I系统和北京石科院RIPP的SKI系列。其中UOP为异构化工艺提供了二种不同类型的催化剂，用这二种催化剂重新确定二甲苯异构物的平衡混合物，但是他们在处理乙苯方面有差别：I-9催化剂采用异构化反应的机理以把乙苯转化为附加的二甲苯异构物，而I-100催化剂采用一种脱烃的机理，以把乙苯转化为苯的副产品。异构化催化剂的选择取决于进料的可靠性和芳烃装置的理想产品分配。I-9和I-100二种催化剂为双功能催化剂，它们既包括沸石酸性部分又包括铂金属部分。I-9采取球形基础成分，而I-100采用挤压成型。

RIPP的异构化催化剂使用的是SKI系列，目前以发展为SKI-400或是SKI-400-40型。以贵金属铂为加氢脱氢组元，氢型丝光沸石和特殊性能的ZSM-5为酸性组元的双功能催化剂，在高空速、低氢油分子比下长期运转，有较高的活性、选择性及稳定性。其担体采用氧化铝沸石，其中的铂含量在0.38WT%左右，为挤压成形。

2 进料

用于异构化装置的原料通常包括来自对二甲苯装置的提余液，该液在进入对二甲苯装置之前早已经过汽提，白土精制处理而再次使用的。同时，可以理想地把新鲜混合二甲苯进料直接加入异构化装置，或者异构化装置可以和分馏一起使用，只产出邻二甲苯，在任何情况下，去异构化装置的进料应符合下列规格。

杂质 水 总氯 总氮 总S

表1-2-3 异构化装置进料杂质含量要求

效 应 极 限 使催化剂失活，腐蚀 提高酸性功能，裂化，可逆 减少pt的活性，裂化，可逆

最大200ppm 最大2ppm 最大1ppm

中和酸性部分，使催化剂失活，不可逆 最大1ppm

杂质 铅 铜 砷

效 应

抑制酸和pt，不可逆 抑制酸和pt，不可逆 抑制酸和pt，不可逆

极 限 最大20ppm 最大20ppm 最大2ppm

把去异构化装置进料中的任何非芳香化合物裂化为轻质烃，并从对吸附分离——异构化装置环路中脱除。裂化非芳香介质的这种性能取消了混合二甲苯萃取的要求，它大大的减少了环丁砜装置的规模。在芳烃装置中，把来自CCR铂重整装置的重整液分离成C7、C8+分馏物，把C7分馏物送到环丁砜装置以回收高纯度的苯和甲苯，而C8+分馏物直接送入装置的二甲苯回收部分。

去异构化装置的富氢气体要符合下列规格：

表1-2-4 异构化富氢气体规格

杂质 水 CO CO2 H2S Hcl NH3

3 工艺流程简介

异构化装置总是和一种或更多种二甲苯异构物回收联合一起的，大多数情况下，异构化和对二甲苯吸附分离过程联合在一起以回收对二甲苯。

为符合对二甲苯装置的进料规格，把去对二甲苯吸附分离异构化环路的新鲜混合二甲苯进料先送到二甲苯塔，该塔可以设计为底回收邻二甲苯或者简易地从塔底排放C9+?芳香化合物，然后，把含有不到500ppm的C9+?芳香烃的二甲苯塔顶物送入对二甲苯塔顶吸附分离装置，该装置中，在单程回收率97％（重）情况下，产生99.9％（重）纯度的对二甲苯。来自对二甲苯吸附分离装置的提余液（含有不到1?％（重）对二甲苯），送入异构化装置。去异构化装置的进料最先与富氢循环气和补充因在异构化反应器中所消耗的少量氢气混合，混合进料同反应器流出物换热后预热，然后在升高到反应器操作温度的加热炉中蒸发，把热进料蒸汽送入反应器。在这里，蒸汽径向地通过催化剂固定床，反应后的物料同混合进料换热冷却，然后到产品分离器，在产品分离器的顶端取出富氢气体，并循环回到反应器，少部分循环气进行吹扫以除去来自循环气回路中累积的轻质烃。把来自产品分离器底的液体送到脱庚烷塔。冷却来自脱庚烷塔的C7-塔顶物，并分离成气体和液体产品，把脱庚烷塔塔顶气体排到燃料气体系统。塔顶液体重新循环回到铂重整装置脱丁烷塔，以使在这个物流中的苯可以在环丁砜

效 应

使催化剂失活，腐蚀，不可逆 使催化剂失活，可逆 使催化剂失活，可逆 使催化剂失活，可逆 增加裂化，腐蚀，可逆

中和酸性部分，使催化剂失活，不可逆

极 限

最大20 ppm 最大5ppm 最大5ppm 最大1ppm 最大2ppm 最大1ppm

-

中回收，来自脱庚烷塔的C8+?分馏物经过白土处理，同新鲜混合二甲苯进料混合，然后再循环回到二甲苯塔装置。

4 设备

1） 进料加热炉——进料加热器常常为辐射对流型加热炉。在辐射部分和对流部分中经过加热的工艺物流用于热油系统或产生蒸汽。加热炉可设计为用燃料气操作或者燃料油操作。每个燃烧炉配有一个燃料气调节装置。加热炉出口处的温度控制器调节燃烧炉的燃料流量，辐射一段管子由1.25％～0.5％钼构制成，对流段中的管子为碳钢。

2） 反应器——异构化工艺采用径向反应器。把来自进料加热炉的蒸汽送到反应器顶部。并分布到侧壁，然后蒸汽径向地通过一组扇形管，通过固定催化剂床，再进入一个中心管，反应器流出物通过中心管向下流入反应器出口处，径向流动反应器的优点是低压降。由于反应速率对压力很敏感，因此在异构化中此压降很重要。低压降也能降低循环气压缩机的功率消耗，反应器由1.25％～0.5?％钼构成。

3） 产品分离器——产品分离器的用途是把冷凝的反应器流出物分离成液体产品和富氢循环气，分离器的压力确定反应器的压力。通过控制氢补充流量来调节分离器压力。循环气中的氢纯度通过循环气体压缩机吸入处的氢分析仪来监控。当氢纯度达到相当低时，循环气进行小吹排即可。在正常情况下，来自分离器的净废气流量仅仅是间歇的。

4） 循环气压缩机——压缩机常常是离心式的。可以通过电动马达或蒸汽透平驱动。压缩机既配有密封油和润滑油循环系统，又配有自动停车系统，以防机器损坏。

5） 脱庚烷塔——该塔的用途是从反应器流出物中脱除轻质副产品，热量往往由安装在对二甲苯吸附分离装置上游的二甲苯塔的塔顶蒸汽一提供。脱庚烷塔由碳钢构成。

6） 换热器——组合的进料换热器由1.25％～0.5％钼构成，其它换热器由碳钢构成。

第三节 IFP与UOP的PX生产技术比较

目前国际上流行的PX生产技术装置主要有美国UOP的PAREX工艺和法国IFP的ELUXYL工艺两大系列类型，而两者的主要区别在于模拟移动床的控制问题。结合我厂PX装置的具体情况，对IFP?和UOP两家的工艺技术进行比较（此比较仅局限于IFP1996年的ELUXYL工艺，目前吸附床的结构已有较大的改进，不在此详述）。

一、联合装置的工艺技术比较

表1-2-5 PX联合装置工艺技术比较表

工艺名称

歧化

反应 异构化反应 吸附分离

采用国内固定床临氢反应工艺及国内ZA-95催化剂，操作条件及性能见下表1-2-6

采用IFP带C8环烷内循环的octafiningⅡ的固定床临氢异构化工艺，采用

SKI-400国产催化剂，操作条件及性能见表1-2-7

模拟移动吸附，选用特定的分子筛吸附剂SPX-3000选择吸附对二甲苯，脱附剂为对二乙苯， 吸附剂选择性好，对二甲苯产品纯度期待值可高达99.9%，其对二甲苯回收率为96%，物流通过144套由气缸驱动的球阀，切换操作由PLC控制，罗曼光谱仪在线监测.

固定床临氢反应工艺，采用国产ZA-95催化剂，适当降低空速后可满足UOP的TA-4催化剂对产率的要求，操作条件及性能见下表1-2-6 固定床临氢异构化工艺，采用国产SKI-400调整操作条件可满UOP的I-9催化剂的条件，操作条件及性能见表1-2-7.

模拟移动床选用K-Ba-Y型分子筛吸附剂ADS-27选择吸附对二甲苯脱附剂为对二乙苯。吸附剂选择好，对二甲苯的产品纯度期待值可高达99.9%，对二甲苯回收率期待值可高达97%，单位进料量吸附剂和脱附剂用量相对稍少。物流通过24通由液压控制的旋转阀由UOP专用控制系统检测和控制

IFP UOP

重整来氢气(kg/h) T301 进料(kg/h) 塔顶采出(kg/h) 塔底(kg/h) T302 进料(kg/h) 塔顶采出(kg/h) 塔底(kg/h)

二、工艺流程说明 1、对二甲苯吸附分离部分

有歧化单元（98缓建歧化单元（2001年版） 515 255951 20882 234750/234750 20882 4680/4625 15637/15650 年2月版） 0 266996/267064 24846/24737 241776/241779 24846/24737 5914/5752 18228 对二甲苯吸附分离部分的目的是利用选择性吸附剂和解吸剂将C8芳烃中的对二甲苯与其它三种同分异构体分离，以达到生产高纯度对二甲苯的目的。该部分由吸附分离和产品分离两个部分组成。

⑴ 吸附分离部分

分别来自二甲苯精馏部分二甲苯再蒸馏塔（T401）顶和二甲苯分馏塔（T402）顶的C8芳烃原料在两个塔顶回流罐（V402和V403）液位、流量串级控制下进入吸附分离进料缓冲罐（V201），该罐的压力通过压力平衡线与二甲苯再蒸馏塔回流罐（V402）的压力保持平衡。C8芳烃原料经吸附分离进料泵（P201A,B）自吸附分离进料缓冲罐（V201）抽出，先依次与二甲苯精馏部分的二甲苯塔进料/吸附分离进料换热器（E401）和提纯塔重沸器（E205）换热，再经吸附分离进料空冷器（A201）及其旁路调节冷却至吸附分离操作所需的175℃，然后经进料过滤器（FI201A,B）过滤并在流量控制下进入进料集合管，并经由顺序控制系统软件（SCS）控制的电磁阀按优化条件进入吸附塔（T201A,B）。

脱附剂（PDEB）在装置内循环，进入吸附塔用作对二甲苯与其它三种同分异构体分离的载体。

串联操作的吸附塔（T201A,B）均由12个吸附剂床层构成，塔内充满液体，且在同一压力下操作。循环液通过P204A和P204B由一个吸附塔的底部打入另一个吸附塔的顶部来实现循环操作，P204C作为P204A,B的备用泵。其中由T201B到T201A的循环线为压力控制，而由T201A到T201B的循环线则为流量控制。吸附剂对不同C8芳烃同分异构体的相对选择性的差异导致了吸附塔内的特定浓度分布，故循环液的组成并非固定不变，而是随所处吸附区

域的不同而变化。

不同物流的注入/抽出位置按相互间固定的床层间隔由程序控制沿塔逐个床层步进切换，24个步进为一周期，每步约75秒，每个周期约为30分钟。在每个步进间隔内均有五个相应的电磁阀分别控制进料、脱附剂和反洗液的注入、抽出液和抽余液的抽出以及一系列相应的旁路阀的控制。

反洗液即较高纯度的对二甲苯，自抽出液塔顶部经侧线抽出，返回吸附塔，其主要目的是增加第2吸附区域中对二甲苯的浓度。

通过调整抽余液流量来控制吸附塔T201A的压力，以避免物料在吸附塔内汽化。 ⑵产品分离部分 ① 抽出液分离

抽出液为对二甲苯和脱附剂的混合物，自吸附塔抽出后流控进入抽出液混合器（V202），均匀混合后自压经抽出液塔进料/塔底换热器（E201）加热后进入抽出液塔（T202）。抽出液塔的任务是将粗对二甲苯（含轻组分）与脱附剂进行分离。塔顶馏出物为粗对二甲苯，经抽出液塔空冷器（A202）冷凝冷却后进入抽出液塔回流罐(V205)，再经抽出液塔回流泵（P205A,B）升压后部分在温度、流量串级控制下作为回流返回塔顶，另一部分在液位、流量串级控制下经提纯塔进料/塔底换热器（E203）加热后进入提纯塔（T203）。顶部侧线抽出为较高纯度的对二甲苯，作为反洗液经反洗液泵（P203A,B）升压后，经反洗液过滤器（FI203A,B）过滤，并在流量控制下进入吸附塔。塔底物为脱附剂，经抽出液塔底泵（P206A,B）升压并与塔进料换热后至脱附剂缓冲罐（V204）。抽出液塔重沸器（E202）由二甲苯分馏塔（T402）塔顶馏出物供热。

提纯塔（T203）的任务是将粗对二甲苯分离成苯/甲苯馏分与高纯度的对二甲苯产品。塔顶馏出物为苯和甲苯的混合物，经提纯塔空冷器（A203）冷凝冷却后进入提纯塔回流罐（V206），再经提纯塔回流泵（P207A,B）升压后，部分送至塔顶作为回流，另一部分在液位、流量串级控制下送至芳烃抽提装置，提纯塔回流罐设有分水包，用以沉积塔顶物料中所含的游离水。塔底物即为对二甲苯产品，经提纯塔底泵（P208A,B）升压并与塔进料换热后经对二甲苯空冷器（A204）冷却至40℃送往中间罐区。

提纯塔塔底热量由两股不同的热源提供，其中脱附剂冷却器（E204A,B）由来自脱附剂缓冲罐（V204）的热脱附剂供热，提纯塔重沸器（E205）由热吸附分离进料供热。通过测量脱附剂冷却器热侧的流量、进出口温度和提纯塔重沸器热侧的进出口温度以及提纯塔的进料量，经能量控制器调节进入提纯塔重沸器热侧的吸附分离进料量来维持提纯塔底供热量的恒定。

②抽余液分离

抽余液为C8芳烃和脱附剂的混合物，自吸附塔抽出后压控进入抽余液混合器（V203），

均匀混合后与再生后脱附剂一起自压经抽余液塔进料/塔底换热器（E206）加热进入抽余液塔（T204）。抽余液塔的任务是将贫对二甲苯的C8芳烃异构体与脱附剂分离。塔顶馏出物经抽余液塔空冷器（A205）冷凝冷却后进入抽余液塔回流罐（V208），冷凝液经抽余液塔回流泵（P209A,B）升压后并在液位、流量串级控制下全部作为回流返回塔顶。贫对二甲苯的C8芳烃异构体从抽余液塔的侧线抽出，在塔内温差和流量的串级控制下进入抽余液罐（V207），并在液位、流量串级控制下送至二甲苯异构化部分作进料，V207通过压力平衡线与T204塔顶相连。塔底物为脱附剂，经抽余液塔底泵（P210A,B）升压并与塔进料换热后至脱附剂缓冲罐（V204）。抽余液塔重沸器（E207A,B）由二甲苯再蒸馏塔（T401）顶馏出物供热。

③ 脱附剂循环

自抽出液塔底和抽余液塔底抽出的脱附剂，分别与抽出液塔和抽余液塔进料换热并在液位、流量串级控制下进入脱附剂缓冲罐（V204）。罐内的脱附剂经脱附剂泵（P202A,B）升压后，至提纯塔重沸器（E205）作为热源，并经旁路调节，使冷后温度至吸附分离操作所需的温度（175℃），再经脱附剂过滤器（FI202A,B）在SCS的流量控制下进入吸附塔。

为了除去循环脱附剂中逐步叠合而成的重聚合物，从抽余液塔底抽出一小部分脱附剂（约为循环脱附剂量的3%）送往脱附剂再蒸馏塔（T205）进行处理。塔顶馏出物为脱附剂，经脱附剂再蒸馏塔空冷器（A206）冷凝、冷却后进入脱附剂再蒸馏塔回流罐（V209）。冷凝液经脱附剂再蒸馏塔回流泵（P211A,B）升压，一部分作为塔顶回流，另一部分在在液位、流量串级控制下送往抽余液塔。塔底物为重聚合物，经脱附剂再蒸馏塔底泵（P212）在塔底液位开关控制下间断抽出，然后送至工厂燃料油罐。脱附剂再蒸馏塔重沸器由二甲苯再蒸馏塔(T401)的塔底重沸炉供热。

为了维持分子筛脱附剂中合适的含水量从而保证对二甲苯的最佳分离效果，自补充水罐（V210）经补充水泵（P213A,B）连续向脱附剂循环管线中注入定量的脱离子水。V210内的脱离子水可通过两种方法供给：在装置开工时用未经加热的除氧水；在装置开工正常产汽后，由F401、F402过热蒸汽的取样冷却器提供，冷却后的蒸汽凝结水送至V210，以确保脱离子水的水质。注脱离子水的所有管道均采用不锈钢管道。

2、二甲苯异构化部分

二甲苯异构化部分的目的是在催化剂作用下，将自对二甲苯吸附分离部分来的贫对二甲苯的C8芳烃转化为对二甲苯趋于平衡的C8芳烃。该部分由反应和产品分离两个部分组成。

⑴反应部分

来自对二甲苯吸附分离部分的贫对二甲苯C8芳烃经异构化进料泵（P301A.B）升压，在流量控制下与自循环塔（T302）来的C8 N+P馏份和自循环氢压缩机来的循环氢气一起，进入反应进料/馏出物换热器（E301）与异构化反应产物换热，再经异构化进料加热炉（F301）加

热至反应所需温度，进入异构化反应器（R301）进行反应，将贫对二甲苯的C8芳烃转化为对二甲苯趋于平衡的C8芳烃。反应产物自异构化反应器底部流出，依次经反应进料/馏出物换热器（E301）和反应流出物空冷器（A301A～T）冷凝冷却后进入气液分离器(V301)。V301顶大部分气相产品作为循环氢，经循环氢压缩机入口分液罐（V304）分出夹带的微量凝液后，进入循环氢压缩机（C301）增压后循环回反应系统。因异构化反应是临氢反应，在反应过程中有少量氢气消耗，因此需通过连续排放尾氢和压缩机入口加入补充氢来保持循环氢的浓度，正常补氢为来自变压吸附（PSA）装置的高纯度氢气，PSA装置不正常时由重整氢气供给。V301排放的尾氢经氢气冷却器（E308）深度冷却，以回收部分轻烃后，在V301顶部压力控制下，将尾氢中的不凝气排至新CCR装置，回收的轻烃则自流返回V301底部。V301的液相产品经脱庚烷塔进料泵（P302A,B）升压后，在流量和液位串级控制下经脱庚烷塔进料/塔顶换热器（E302）和脱庚烷塔进料/塔底换热器（E303A～E）换热后，进入脱庚烷塔。

随着异构化反应时间的延长，催化剂活性将逐渐下降，为了保持对二甲苯的转化率，需逐步缓慢地提高异构化反应温度以提高催化剂活性，同时需提高反应压力，以保持C8 N+P的浓度，因此反应末期温度和压力都比反应初期高，当催化剂结焦过多，反应收率下降到一定指标时，应停工。在反应器冷却后用N2置换。在N2循环下，从循环氢入口加入少量空气在低O2含量条件下进行烧焦。烧焦并恢复活性后催化剂可以重复使用。

⑵产品分离部分

脱庚烷塔的任务是从塔顶分离出庚烷以下的轻组分及大部分C8N+P。依次经循环塔进料/脱庚烷塔顶换热器（E305）和脱庚烷塔进料/塔顶换热器（E302）换热后，再经脱庚烷塔空冷器（A302A～H）冷凝冷却后，进入脱庚烷塔回流罐（V302）。冷凝液经脱庚烷塔回流泵（P303A,B）升压后，一部分作为回流返回塔顶，另一部分经E305换热后进入循环塔（T302）。脱庚烷塔底物主要为C8芳烃，经脱庚烷塔底泵（P304A,B）升压后送至二甲苯精馏部分。脱庚烷塔底的热量由脱庚烷塔重沸器（E304A,B）和异构化进料加热炉（F301）的对流段提供，其中E304A,B的热源为二甲苯分馏塔重沸炉(T402)。

循环塔的任务是将脱庚烷塔回流罐凝液中的C8N+P分离出来，直接循环回异构化反应部分，以避免这部分C8N+P进入对二甲苯吸附分离部分，降低对二甲苯吸附分离部分的处理能力。循环塔塔顶馏出物与脱庚烷塔回流罐（V302）顶气体一起进入循环塔空冷器（A303A,B）冷凝冷却后，进入循环塔回流罐（V303）。罐顶排出的尾气在塔顶压力控制下经尾气冷却器（E306）深度冷却后，不凝气排至高压燃料气管网，回收的轻烃则自流返回V303底部。V303凝液经循环塔回流泵（P305A,B）升压，一部分作为回流返回塔顶，另一部分在液位控制下送至新CCR装置。富含C8N+P的循环塔底物流经循环塔底泵（P306A,B）升压后，在液位、流量串级控制下返回异构化反应部分。

3、二甲苯精馏部分

二甲苯精馏部分具有双重作用。一是从C8＋重整生成油和异构化C8＋芳烃中分离出吸附分离原料和邻二甲苯产品；二是为其它两个部分供应热量。

来自新CCR装置的C 7＋重整油进入脱庚烷塔T404，脱除C7-后与老CCR装置的C8＋重整油一起进入重整油缓冲罐（V401），经二甲苯再蒸馏塔进料泵（P401A,B）升压后送入重整油白土处理器（R401A,B），脱除所含不饱和烯烃后进入二甲苯再蒸馏塔（T401）中下部进料口。

自异构化部分脱庚烷塔底来的异构化C8＋芳烃先经异构物白土处理器（R402A,B）脱除所含不饱和烯烃，再经二甲苯塔进料/吸附分离进料换热器（E401）加热后分为一大一小两股，大的一股经二甲苯再蒸馏塔重沸炉（F401）对流段预热后进入T401中上部进料口。小的一股经二甲苯分馏塔重沸炉（F402）对流段预热后进入二甲苯分馏塔（T402）。

二甲苯再蒸馏塔塔顶气相为C8芳烃，其中大部分为对二甲苯吸附分离部分的抽余液塔重沸器（E207A,B）供热，而自身冷凝成液相，小部分作为二甲苯再蒸馏塔蒸汽发生器（E402）的热源来发生低压蒸汽，此外还有一条旁路线来调节塔顶压力。当T401操作有波动时，调节蒸汽发生量后仍可保持E207 A,B供热稳定。E402发生的低压蒸汽经F401对流段过热后送至装置内1.0MPa蒸汽管网。换热冷凝后的C8芳烃凝液进入二甲苯再蒸馏塔回流罐（V402），经二甲苯再蒸馏塔回流泵（P402A,B）升压，一部分作为回流返回塔顶，另一部分在回流罐液位和流量串级控制下送至对二甲苯吸附分离部分吸附分离进料缓冲罐（V201）。塔底物流即C9＋芳烃经二甲苯再蒸馏塔进料/塔底换热器（E405 A,B）换热后在液位、流量串级控制下与邻二甲苯塔（T403）塔底产品一起经重芳烃空冷器（A403）冷却后送出装置。塔底重沸循环物流经二甲苯再蒸馏塔重沸炉泵（P403A,B,C）升压后，大部分作为热源分别给对二甲苯吸附分离部分的脱附剂再蒸馏塔重沸器（E208）、二甲苯异构化部分的脱庚烷塔重沸器（E304A,B）和二甲苯精馏部分的邻二甲苯塔重沸器（E404）供热,换热后与少部分未换热的塔底重沸循环物旁路一起进入二甲苯再蒸馏塔重沸炉（F401）加热并返回T401底部。F401所烧的燃料气量是通过由偏心孔板测量的F401出口汽化率来控制的。

二甲苯分馏塔（T402）的进料只包括经二甲苯分馏塔重沸炉（F402）对流段预热的小股异构化C8芳烃。T402塔顶气相也为C8芳烃，其中大部分为对二甲苯吸附分离部分的抽出液塔重沸器（E202）供热，而自身冷凝成液相，小部分作为二甲苯分馏塔蒸汽发生器（E403）的热源来发生低压蒸汽，此外还有一条旁路线来调节塔顶压力。当T402操作有波动时，通过调节蒸汽发生量，仍可保持E202供热稳定。E403发生的低压蒸汽经F402对流段过热后送至装置内1.0MPa蒸汽管网。换热冷凝后的C8芳烃凝液进入二甲苯分馏塔回流罐（V403），经二甲苯分馏塔回流泵（P404A,B）升压，一部分作为回流返回塔顶，另一部分在回流罐液位和流量串级控制下送至对二甲苯吸附分离部分吸附分离进料缓冲罐（V201）。塔底物为C8＋芳烃，

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