环丁砜

环丁砜

芳烃抽提原理 1、前言 芳烃抽提装置是炼油通向化工的一座桥梁。它能提高高纯度的 B、T、X 等基本有 机化工原料。芳烃抽提工艺原理是将芳烃和非芳烃通过溶剂进行萃取分离。 主要分为有 Udex 法 （甘醇类溶剂） Sulfolane 、 法（环丁砜溶剂）、Arosolvan 法（N-甲基吡咯烷酮溶剂）、DMSO 法（二甲基亚砜溶剂）、Formex 法（N甲酰吗啉溶剂）。我国老装置都用 Udex 法，新建装置大多用 Sulfolane 法。近年来，随着单芳烃组分（主 要是纯苯）需要的增加，一种抽提蒸馏工艺发展较快，其中 RIPP 专利工艺已经在国内多家炼厂工业化生 产。 本次我公司芳烃抽提单元规模为 35 万吨/年（按进料计加工能力），工艺采用与老连续重整装置一致的 Sulfolane 法（环丁砜溶剂）抽提工艺，技术成熟，操作经验丰富。产品要求： 序号 1 2 3 4 项目 苯收率，％ 甲苯收率，％ 苯产品质量 甲苯产品质量 数值 99.9 99.5 GB3405-89 优级品 GB3406-90 优级品 芳烃抽提单元主要进出物料： 序号 1 2 3 进料 重整 C5～C7 自二甲苯单元来 异构化轻烃 吸附分离来甲苯* 出料 混芳（苯、甲苯） 非芳烃 C5 馏分 *吸附分离来甲苯，进混芳罐与抽提产混芳一起去歧化单元。 芳烃抽提单元流程简图： 第一节 芳烃抽提原理 抽提又称液液萃取， 就是利用液体混合物各组分在某溶剂中溶解度的差异而实现 分离的一种方法。 芳烃抽提就是用液液萃取的方法从烃类物中分离出芳烃的一种 过程。抽提和蒸馏、吸附等操作一样,都属于物理分离方法. 抽提原料是个混合物，在加入环丁砜后，油中的芳烃溶解到溶剂中，从而形成组成不同 、 密度不同的两个液相，即油相和溶剂相。油相中含有少量芳烃且密度较小，溶剂相含有大 量芳烃且密度大，经过筛板塔连续多次逆流接触抽提，就可以得到高纯度的芳烃。 影响抽提过程的主要因素 抽提过程的影响因素很多，概括为三要素：抽提原料油、溶剂和采用的手段（设 备、操作条件等）。在溶剂和设备结构选定后，操作条件就起着重要的作用。 下面结合芳烃抽提过程，分别讨论上述三要素对抽提过程的影响。 1 溶剂性质的影响 1.1 溶剂的分配系数 kc 在萃取过程中，常常采用分配系数以表示平衡的两共存相中溶质浓度之间的关 系，分配系数 kc 的定义为： kc=CE/CR 式中：CE——平衡时溶质在萃取相（E）中的浓度； CR——平衡时溶质在萃余相（R）中的浓度。 从上式可以清楚地看出分配系数 KC 大，有利于萃取，因此我们应该选取分配系 数大的溶剂萃取剂。 1.2.溶剂的溶解能力 溶解能力是指溶质与溶剂间的亲和力。 目前在工业上广泛采用溶解度参数来表示 溶剂的溶解能力。 液体分子与分子之间存在着范德华力， 就依靠这种力而凝聚为液体， 此力亦叫内 聚力。对于一克分子液体而言，克分子内聚膨胀所作为的功。 单位体积的液体具有的内聚能叫做内聚能密度，则 内聚能能 ΔE=H-RT 式中：ΔH——克分子汽化热（卡/克分子）； ΔE——克分子内聚能（卡/克分子）； RT——汽化时蒸汽体积密度=ΔE√ΔV=（H-RT）D/M 溶解度参数 δ=√ΔE/ΔV=√（H-RT）d/M 式中：V 克分子体积（ml/克分子） R——通用气体常数=1.987（卡/K*克分子） T——绝对温度（ M——克分子量（g） D——密度（g/ml） 由于两种物质的溶解过程是异分子间相互吸引的表现，而溶解度参数是物质 内聚能密度（即分子间力）的量

度，故用溶解度参数判断相互溶解的情况，当溶 质与溶剂的溶解度参数 δ 值相近时，表示异分子间与同分子间力接近，溶剂对 此溶质的溶解能力就强。 在芳烃抽提工艺中，往往用芳烃在溶剂中的活度的倒数来表示溶剂的溶解能 力。所谓活度系数是指溶液与理想溶液发生偏差的一个量度。活度系数 r 是溶液 的实际浓度 C 除有效浓度 a（即活度）所得之商，即 r=a/C。 当溶质与溶剂形成理想溶液时，活度系数 r=1；当与理想溶液正偏差，活度系数》 1；如果与理想溶液发生偏差，活度系数 r《1。 能形成部分互溶的体系都是理想溶液成正偏差的体系。 正偏差越大， 活度系数的 倒数越小，即溶解能力越小。 芳烃抽提工艺中一般采用 1/r 甲苯来表示溶剂的溶解能力。另外，工业中还常用 到烃负荷的概念。 溶剂的烃负荷表明实际在于溶剂/烃混合物中的总烃量的分数。 它与溶解度不同之处是在于溶解度仅仅为一种纯甲苯相和溶剂平衡时假设的。 Q+BW 烃负荷：HCL=2ZHC= S+Q+BW 式中：BW——反洗剂量 Q——抽提物料 S——溶剂量 1.3 溶剂的选择性 从上述得知， 评定一种萃取剂性能优劣单用分配系数是不够全面的， 它与萃取剂 的选择性溶解能力即选择性系数 β（其性质类似于蒸馏中的相对挥发度）具有 重要关系。其定义为： β=（YAE/YBE）/XAR /XBR =KA /KB 式中： YAE /YBE ——萃取相（E）中溶质（A）和原溶剂（B）的浓度之比； XAR /XBR ——萃余相（R）中溶质（A）和原溶剂（B）的溶度之比； KA ——溶质（A）的分配系数； KB ——原溶剂（B）的分配系数； 当 β=1 时， K =K ， 则 萃取液 E 和萃余液 R 将具有同样的组成， 并与料液一样， 因而不能通过萃取分离。 当 β》1 时，则 KA 》KB ，萃取能够实现，β 值愈大，萃取分离愈容易。 当 β《1 时，则 KA 〈KB ，萃取过程仍然能进行，但萃取出来的不是溶质 A， 而是原溶剂 B，如目的产物是 A，则 β〈1 不符合要求。 在芳烃抽提工艺中， 当选择性系数 β 具体应用时采用族选择性和轻/重选择两个 概念。 溶剂的族选择性是取决于溶剂分子的极性和不同类的烃类的亲和力次序， 此亲和 力次序对所有的溶剂都是相同的，亲和力递减顺序为：双环芳烃〉单环芳烃〉双 环烷烃》烯烃》烷烃。然而亲和力递减顺序正好是活度系数（r）增加的顺序， 所以，芳烃相对于烷烃的选择性 β（A/P）就可方便地定义为一个非芳烃活度系 数与一个芳烃活度系数之比： 族选择性：β（A/P）=rp/`rA 其次，对于同族烃和溶剂相对亲和力可称作轻/重选择性 β（L/H），轻烃对于 重烃选择性也可以定义为重烃的活度系数与轻烃的活度系数之比： 轻/重选择性：β（L/H）r 庚烷 /r 已烷 一般说来，随碳原子数的增加亲和力下降。 1.4.溶剂的选择 对抽提过程来说， 溶剂的选择是十分重要的。 选择一个适合的溶剂是抽提过程能 否进行的关键。而且，这溶剂要容易回收，公用工程消耗低，腐蚀性要小，所以， 选择溶剂时一般应考虑以下几个方面： 溶剂的选择性要足够大，越大越好； 溶剂对芳烃的密度差要大，不易乳化，以利于逆流操作； 溶剂对芳烃的溶解度要大，以降低溶剂量和操作费用； 溶剂本身要有良好的化学稳定性， 热稳定性和抗氧稳定性， 不与原料发生化学反 应，这样才能保证溶剂的循环使用； 溶剂的沸点与料液的沸点差要大， 不生成共沸物， 以便于将产品与溶剂用简单的 蒸馏方法加以分离； 溶剂的蒸发潜热和比热要小，以减少溶剂回收时的热量消耗； 溶剂与料液之间的界面张力要大，以便于液滴的凝聚分层； 溶剂应具有不易发泡，不易腐蚀设备、无毒、不易爆炸和着火、低廉、来源方便 等特点。 溶剂的粘度不易过大，以便于传质。 上述各项中，最主要的指标是溶剂对芳烃的溶解能力和选择性。 本装置溶剂为环丁砜，环丁砜具有比重大、沸点高、比热小、热稳定性强，对碳 钢腐蚀性小等优点。 环丁砜是一种高极性溶剂

具有优良化学性与稳定性， 能与水 混合，也是很多有机化合物与很多普通的聚合物的良好溶剂。 分子式 C4H8SO2 4H8SO2 120。 分子量 120。17 密度（200C） 密度（200C）1270Kr/m3 常压沸点 2850C 分解温度 2000C 闪点 1770C 凝固点 27.80C 临界压力 5.3MPa 临界温度 4270C 环丁砜的化学性质：环丁砜一般不与化学品如酸、硫醇和二烯烃等反应，在酸和 碱存在下一般不发生聚合和分解。当环丁砜与碳酸钠、醋酸钠、25%氢氧化钠水 溶液和铜、铁，在回流温度下加热五小时没有发现它们之间有反应。 在 140~150℃时，环丁砜与 93%硫酸之间发生一种反应，还能与氯化铝和硫化氢 反应放出氯化氢和硫化氢。 环丁砜不会被金属锌和醋酸式盐酸还原， 然而， 环丁砜可以被氢化铝锂还原为硫。 环丁砜在 220℃以下显示良好的热稳定性，在此温度时它慢慢地产生二氧化硫和 不饱和物（可能是聚合物），使溶液呈棕色。 环丁砜在 200℃进行腐蚀试验，结果表明对碳钢的腐蚀作用可以忽略不计（约 1mm/年）。 环丁砜属微毒性化合物，对皮肤无刺激性，其 LD50（50%致死量）的口服毒性 对老鼠是 1900~2500ml/kg,对兔子是大于 2820ml/kg， 对小鼠是 500~50000mg/kg， 对兔子皮肤在环丁砜中暴露 24 小时无刺激。 环丁砜对白土的影响： 抽提产品中所含环丁砜的浓度〈200ppm，不会影响白土活性，也不会被白土吸 附，只当浓度〉500ppm 时才有一些环丁砜被白土所吸附。如果长期引入白土会 失去活性。对于短期通过，则更高的环丁砜浓度也是也许的。在生产中做了这样 的试验：将环丁砜含量为 1%的物料加入白土塔处理几小时，再使低环丁砜浓度 的物料通过白土一段时间， 则白土仍然可以恢复活性。 一般来讲， 当达到 2000pm 剂量时，仅产生微小的影响，提高白土的温度可以改善这种影响。现在人们利用 白土对环丁砜的不敏感性，通过减少溶剂回收塔的回流量来节省公用工程的消 耗，据估计，减少回收塔回流量 25%，塔顶馏分中环丁砜含量在 100~200ppm 之 间，相应使公用工程消耗减少 5%。 环丁砜的质量规格：密度（30℃） 1260~1270kg/m3 硫（wt） 26.0~27.0% 热稳定 ≯20mgSO2 水（wt） 灰分 ≯3% (wt) ≯0.1% 环丁烯砜—2(wt) ≯0.3% 环丁砜的装卸和储存： 环丁砜是相当容易装卸和储存的， 在一般情况下只需用碳 钢容器即可储存，由于环丁砜中有微量的二氧化硫存在，呈弱酸性（PH=3~4） 溶液，在储存时需加入少量烷基醇胺使 PH 保持在大于 7。由于环丁砜凝固点较 高在 27.8℃。为了装卸和储存的方便，可加入 3%H2O，使其凝固点下降，并将 储存容器给予适当伴热以防止凝固点下储存。 2.抽提原料油烃类组成的影响 2.1.抽提原料油烃类组成的影响 一般说来，随着溶剂中含水量的增加，溶解能力下降，选择性升高，随着抽提温 度的升高，溶解能力增加，选择性下降。 由于芳烃与环烷烃的选择性差异比芳烃与烷烃间的差异小， 因而原料中环烷烃含 量越高，其分离的困难程度就越大，要求的理论板数就愈多。 2.2.抽提原料油的馏分组成的影响 除原料烃组成之外， 原料的馏分组成对抽提过程也有很大影响。 在芳烃抽提过程 中，由于轻质具有更高的选择性，因而原料愈重，芳烃回收率越低，例如原料初 馏点由 65℃升高至 78℃，芳烃回收率由 95%将至 88%。 初馏点低，表明原料油中轻质烃（如烷烃）含量增加，由于轻质烃在溶剂中的溶 解度比较高，可以置换重质非芳烃，而轻质非芳烃在汽提塔中很容易被汽提掉， 从而有利于芳烃回收率， 并能保证芳烃纯度。 初馏点过高的害处就在于重质非芳 烃不易被置换出去，若要保证芳烃质量，不得不牺牲部分芳烃回收率，所以在生 产中实际可能的最高芳烃回收率要稍低一些。但是，原料油初馏点愈低，达到同 样芳烃回收率所需要的溶剂比就愈高， 所以原料油的初馏点不易过低， 一般保持 在 65℃为宜。 3.操作因素对抽提过程的影

响 3.1 温度的影响 抽提过程所以能进行是因为萃取剂加入后形成了两相区， 因此， 两相区域的大小 对抽提过程的影响是很大的，而两相区的大小又与系统的操作温度有关。 一般说来， 温度的升高将增大溶解度， 使两区变小。 当温度升高到某些临界温度， 两相区可以消失，成为完全互溶，此时，抽提分离就无法进行，所以温度升高对 抽提过程显然是不利的。 同时， 温度升高还会使两相区的浓度接近， 重度差变小， 容易产生液泛。温度降低两相区增大，对抽提有利，但降得太低，对有些系统可 能产生第二或第三部分互溶的情况，通常碰到的是溶剂与溶质之间不再完全互 溶，所以，过低的操作温度对抽提也是不利的。 3.2 压力的影响 压力对相图的影响很小，可以忽略。一般总希望采取常压操作，但为了保证系统 在液态操作，系统的操作压力必须大于物系的饱和蒸汽压，而且，抽提塔操作压 力与界面控制有密切关系。 抽提塔应在恒压下操作， 塔内的压力主要保证抽提过程各种烃类在操作温度下处 于液相状态，即高于抽提温度下非芳烃的泡点压力，否则塔内产生汽化现象，会 降低抽提效率。 压力本身并不影响芳烃在溶剂中的溶解度， 在操作上应防止抽提 塔压力突然波动。 3.3 溶剂比的影响 溶剂量与进料量之比称为溶剂比， 即为处理单位进料的溶剂用量。 对一定进料量， 溶剂比大就意味着设备中循环的溶剂量增大， 溶剂回收装置的费用增大， 但溶剂 比对于每个抽提级的分离效能有重要影响，溶剂比大，每级分离效能增大，对于 一定要求的分离程度级数就可减少， 或对一定抽提设备分离程度可提高， 溶质回 收率也提高。 但溶剂比过大， 也会增大原溶液在溶剂中的溶解度而影响溶质的纯 度， 所以在抽提过程中选择一适当的溶剂比是重要的， 抽提装置的适宜溶剂比一 般在 4~5 之间。 3.4 返洗比的影响 回流抽提物量与抽提产品量之比称为返洗比， 它与精馏操作的回流比相似。 返洗 比增大，达到要求的分离程度所需之级数可减少，溶剂回收费用增大，返洗比减 小，情况正好相反。 在生产中常常采用改变抽提塔两端温度的方法， 这时由于溶剂对溶质溶解度的改 变，使原先溶解于溶液中的部分溶质释放出来，起到相当于返洗的作用，可降低 返洗比，提高产品纯度。 第二节 抽提工艺调节 工艺调节必须满足下列二个主要目的： 得到高纯度的产品和高的回收率。 低的公用工程消耗。 本节讨论的内容就是如何保证上述二个目的得以实现 1 溶剂比 我们知道溶剂比是保证芳烃回收率的一个重要手段， 但较高的溶剂比对芳烃回收 有一定效果，而芳烃的纯度则下降，因此，在尽可能多的回收芳烃的同时，还应 考虑对芳烃纯度的影响，本装置适宜的溶剂比应是 4~5 之间。 如果仅仅采用一个主溶剂的话势必造成很大的浪费，因为主溶剂需要充分的冷 却，才能进入抽提塔顶，同时必定要加大抽提塔的尺寸，一般是根据最小需要范 围来设计。 进入汽提塔进料的补加溶剂能起到保证回收塔中芳烃纯度的作用， 所以， 一般是 设计得比较高的， 而且还能减轻返洗段的任务， 把溶剂加到汽提塔比加到返洗部 分的费用要小，新装置一般不考虑用第二溶剂。 当抽提进料中芳烃含量为 50%时，在返洗段会出现溶剂不足而造成烃负荷偏高， 此时应适当提高一些主溶剂量， 避免第三溶剂进入的复杂化。 当富溶剂中烃含量 超过 25~35%时， 考虑采用第二溶剂， 当进料中芳烃含量大于 80%时， 采用第一、 二、三溶剂分别进入的方法是适当的。 2 抽提塔温度 选择抽提塔温度时，要考虑使之具有更好的选择性和溶解性，抽提塔温度升高， 提高了溶剂中烃的溶解度， 但降低了芳烃与非芳烃之间的选择性。 为了保持稳定 的操作，抽提塔温度应保持基本恒定，但当进料的沸程有明显的变化时，提高抽 提塔操作温度，能改善原料低溶解度的情形，抽提塔温度应控制在 70~800C 之 间。 3 抽提塔压力 抽提塔压力

应定在使塔内物料保持在液相状态下，同时塔底物料能自压去汽提 塔，抽提塔内如发生汽化现象，会降低抽提的效果及限制塔内的流速，但压力本 身不会对抽提塔内溶剂的溶解性和选择性造成影响， 为防止压力波动应避免进出 抽提塔的流速突然变化，塔压应控制在 0.48MPa 左右。 4 抽提塔返洗 为了得到符合要求的抽提产品纯度， 需调节返洗液流量， 此返洗液量是通过汽提 塔顶蒸出物数量来控制， 返洗液的量不能太多， 否则会使返洗段里溶剂负荷增大 而溶剂的选择性下降， 增加返洗量应同时考虑增加溶剂比， 以弥补因增加返洗量 而可能引起溶剂选择性下降的因素。 5 汽提塔的操作 在汽提塔中需完成从富溶剂中除去非芳烃， 该塔必须有足够高的塔顶蒸汽速率来 操作，以保证把烷烃和环烷烃完全除去，当汽提塔进料中烃含量增加时，选择性 下降，此时需补加第二溶剂量以降低进料中烃的浓度。 在汽提塔中易发生液泛现象，在塔顶夹带大量的溶剂波及水汽提塔，起泡原因： 大致是由于进料中带有不溶解的烃类， 烃浓度过高和设备自压而引起， 为防止起 泡， 可以使用一种消泡剂进入到富溶剂中去， 加入消泡剂的浓度为汽提塔进料量 的 1~2ppm。 6 回收塔的操作 回收塔是用于从溶剂中分离出抽提物。 为了全部除去溶剂中的烃类， 回收塔的塔 底温度与汽提速率应足够高， 但塔底温度不能太高， 以避免溶剂混入抽出物而污 染产品纯度并增加溶剂损失。 塔顶设定足够高的回流速率以获得好的分离效果保 证抽提物纯度。回流液/抽出液之比越高，溶剂损失越低，但公用工程消耗也越 大，适宜的回流比在 0.3~0.5 之间。为防止溶剂的热分解，该塔采用减压操作， 塔底温度不能超过溶剂分解温度 200℃。 同时该塔必须保证有足够的汽提水， 汽提水是用来把所有的烃从溶剂中完全汽提 出来，汽提水太大造成回收塔热损失，汽提水太小，烃类将残留在流入抽提塔的 贫溶剂之中， 导致芳烃携带损失。 汽提水量应在稍高于以下二个需求量中的较高 的一个，即：此量必须能够满足从抽余油中回收溶剂，或者必须能在回收塔里从 溶剂中汽提芳烃，一般满足了汽提水量亦即满足了洗涤水量。汽提水比（对贫溶 剂重量比）控制在 0.022 左右。 贫溶剂的含水量和含烃量都由该塔操作决定。 贫溶剂的含水量取决于回收塔的塔 底温度和压力，水降低了烃类在溶剂中的溶解度，在贫溶剂中的水一般为 0.4/∽0.8WT%之间。贫溶剂中的芳烃含量取决于回收塔的温度，但主要取决于 汽提蒸汽/贫溶剂比，大部分装置为了提高回收率采用了大的汽提汽，同时，降 低回收塔的压力对减少在贫溶剂中的芳烃含量也极为有利。 7 抽余油水洗 离开抽提塔塔顶的抽余油一般来说含有 1%（WT）的环丁砜，它只需少量的水 即可回收抽余油中的溶剂，所以洗涤水量只需由回收塔的汽提量来决定就可以 了。但是当处理进料中芳烃含量很低时（30～40%）那必须由洗涤水量来决定系 统中的水量。 抽余油水洗塔底设计成将离开底部的一部分含溶剂水与抽余油在冷却器前混合， 这是为了减少微小分散的环丁砜小滴在烃连续相中形成一稳定悬浮液的可能性。 8 水汽提塔操作 水汽提塔进料总水量的 10%汽提到塔顶,以除去任何非芳烃.(由于在汽提塔顶回 流罐或抽余油水洗过程中,可能存在于水中的非芳烃)剩下的 90%循环水蒸汽或液 体状态进入回收塔塔底. 9.溶剂再生塔操作 为了从循环溶剂中除去杂质和降级产物，分出一股溶剂到溶剂再生塔进行再生。 在环丁砜工艺中溶剂管理是一个重要方面，溶剂调节主要在三个方面： 严格控制进料中溶解氧和真空系统空气泄漏量。 控制循环溶剂的 PH 在 5.5～6.0，单乙醇胺的需要增加，表明了溶解氧化作用增 大。 以最大的进料量将溶剂送入再生塔。 一：详细的学习计划： 跟随海南炼化的正常生产步骤，有重点的学习连续重整装置内苯抽提部分。在流 程熟悉的基础上，首先，记忆苯

抽提部分各个主要的控制参数，并分析其中重要 参数对实际生产过程的影响。第二，具体分析海南炼化正常生产中的调解控制方 法。第三，对正常生产中出现的问题和事故进行分析，学习总结。 二：工艺卡片上的苯抽提部分重要控制参数 记忆下列参数： 1. 2. 3. 4. 环丁砜：纯度：（V%）≮99 分解温度：200℃ 凝点：18℃ 助溶剂：馏程：138-148℃ 贫溶剂：苯含量：≯1000ppm 助溶剂含量：（V%）10-15 pH 值：5.5-8.0 总硫：≯2ppm 产品 C6 非芳：苯含量：（V%）≯1 助溶剂含量：≯100 ppm 5. 产品苯：馏程：29.70-28.40℃ 结晶点≮5.3℃ 酸洗比色≯2# 甲苯含量≯500ppm 非芳含量：≯1000ppm 纯度≮99.5% 总硫：<1ppm 总硫：≯2ppm 中性试验：中性 6. 抽提蒸馏塔进料：甲苯含量≯200ppm 苯含量（V%）≮30 7. 抽提蒸馏塔：塔底温度：168-178℃ 塔顶温度：80-85℃ 塔顶压力:0.04-0.07MPa 溶剂进料比≮4.2 贫溶剂进塔温度：95 -109℃ 8. 溶剂回收塔：塔底温度：170 -178℃ 塔顶温度：60 -66℃ 塔顶压力（绝）0.04 -0.07 MPa 9. 白土罐：温度：150 -180℃ 压力：1.4 -1.6 MPa 压力：0.004 -0.006 MPa 10. 溶剂再生罐：温度：170 -177℃ 三：主要参数对苯抽提部分的影响： 1. 溶剂比：它是调节苯回收率的重要手段，一般溶剂比增大，苯回收率增加， 但质量下降，并且会增加过程能耗，反之，情况相反。 2. 压力：抽提蒸馏塔的压力不需要做经常的变化，尽量避免其波动。通常压力 对抽提产品的影响不大。溶剂回收塔的的压力为负压，随着溶剂负荷和苯负荷的 增加而增加。塔压高则贫溶剂和苯的分离效果下降，贫溶剂中的苯含量增加。塔 压低则反之，但塔压过低则回流罐苯蒸汽损耗增加，苯回收率下降。 下面会分别讨论温度和回流比对抽提和溶剂回收及白土罐的影响。这里不再详 细叙述。 四：主要控制方案的详细叙述 1. 抽提蒸馏塔塔底温度的控制 以 2.2 MPa 蒸汽为热源，蒸汽分两路，一路约 80%由主蒸汽流量控制，一路约 20%采用灵敏板温度与蒸汽流量串级控制。 这里，和其他地方的一个很大的区别，就是蒸汽的分两路控制和现场一个凝结水 罐的存在。 溶剂回收塔则没有。 分析原因， 由于抽提蒸馏塔底所需要的热量较大， 导致蒸汽流量，凝结水量都过大。在蒸汽流量过大的情况下，为了保证塔底温的 平稳控制，用了一个较大的阀门和一个较小的阀门，分两路蒸汽来控制的方法。 其中较大一路蒸汽 （约 80%） 保持阀门开度不变， ， 改变较小一路蒸汽的流量 （约 20%），实现塔底温度的灵敏平温控制，为了保持凝结水稳定的流量，从而添加 了一个凝结水罐。 2. 溶剂回收塔塔顶回流罐液位的控制 回流罐液位 D-403 采用串级选择控制。 液位控制器 604-LIC0501 串级控制本产品 外送量 604-FIC0902，而 604-FIC0902 与白土罐出口压力

604-PIC0900 组成选择 控制系统。这一选择为一正常的低选控制。 3. 溶剂回收塔的苯回流量控制 在溶剂回收塔中，用第 24 层与 39 层塔板之间的温差控制苯回流量。 温差为苯沸点处的温度和灵敏塔板温度。这是因为控制精度的需要。当温差过 大时，说明苯带溶剂，温差过低时，说明溶剂带苯，过大过小都不好，分离精度 不达标。 五. 实际生产中遇到的问题分析 1. 脱己烷塔顶回流罐 D-208、抽提蒸馏塔顶回流罐 D-402、溶剂回收塔顶回 流罐 D-403 经常脱水的问题： 生产过程中 D-208、D-402、D-403，以及苯原料罐 T-401 经常界位过高， 需要经常性的排水，已经成为一个生产过程中的大问题。 事故分析：分析原因可能是苯原料中出现了较多的。怀疑是脱己烷塔 C-201 塔底 重沸器 E-412 或者塔顶空冷后水冷器 E-416 出现了内漏的情况。 事故处理：现场就把 E-416 切除出流程，同时为了保证空冷效果，空冷由原来的 四台增开到六台。切除出 E-416 后，联系化验采脱己烷塔塔顶，进料，塔底三处 样品，分析其中水含量。

而后面苯抽提流程中水量并无大的减少。 事故总结：由于含有较多的水，抽提蒸馏塔塔底要达到同样的温度，就需要 较多的蒸汽，在能源上造成了浪费。同时经常脱水，外操工作繁忙。不如在开工 过程油运过程中，及时发现并给于排出故障原因。 2. 白土塔安全阀内漏及安全阀跳 由于安全阀内漏，造成白土罐压力急剧下降，在两分钟内由 1.53 MPa 降到 了 1.16 MPa，由于压力过低，白土罐内部苯发生气化 事故分析：白土罐内的苯发生了气化，使苯和白土接触不好，就不能 很好的除去苯中的烯烃，导致苯的酸洗比色不合格。 事故处理：关闭内漏安全阀的前截止阀，投用备用安全阀。同时开大 白土罐进料泵 P-403 的出口，使白土塔迅速充满液体，压力恢复到正常控制指标 1.4-1.6 MPa 的范围内。 在外操操作过程中，切换苯罐外送苯时，由于白土罐出口阀关闭，导 致白土罐压力上升到 1.82 MPa 达到安全阀定压值，安全阀跳动。 上面的事故，主要是由于操作不小心造成的。提醒我们操作过程要认真 细心。 4. 溶剂回收塔塔顶回流罐也为控制阀失灵及阀位校正 溶剂回收塔塔顶回流罐液位控制阀 FV0902 阀门动作失灵，重新投用时，做了阀 位校正。 开始时， 内操用 FIC0902 给出阀门输出值， 外面阀门无动作。 后来发现， 此处控制为一低选控制，内操给数值方法错误。 正确的阀位校正方法：可将 FIC0902 阀位输出值设定为 100%，然后用 PIC0901 分别给定输出值：10%、20%、50%、100%。由于是低选控制，同样可以将 PIC0901 给定 100%，用 FIC0902 来校正阀位。 5.D-403 界位过高导致苯中带水 当玻璃板液位计达到 70%的数值时，D-403 就可能发生苯中带水。这是由回流 罐的形状决定的。由于弧度的存在， D-403 不必达到 100%的界位，水就能随苯 进入白土塔。 6.溶剂的失活与再生 溶剂失活得原因可归结为： 1.系统密封不好， 导致空气进入， 环丁砜发生氧化。 2.氯离子的存在，与环丁砜发生化学反应，使其 pH 值降低。3.系统局部过热， 导致环丁砜分解。4.助溶剂劣化 镇海炼化现在正在投资一溶剂再生的项目。镇海炼化发现溶剂的 pH 值过低， 经化验分析发现，溶剂中含有较多的 Cl-。于是就投资了一个以离子交换树脂为 主的溶剂再生项目。大致流程叙述如下：溶剂经泵从溶剂回收塔引出后，经过一 水冷降温，然后通过离子交换树脂塔，在这里，溶剂中的 Cl-和树脂中的阳离子 H+发生交换，这样就除去了其中的 Cl-。然后溶剂通过碱液罐，洗去其中的 H+， 碱液罐设置两个，互为备用。这样，就完成了一个溶剂再生的过程。 分析： 苯抽提部分不可能产生 Cl-。 不如从根源上控制 Cl-， 如原料中的氯含量， 再生过程中的注氯量。或者装置用水的泄漏，原料有带水，系统补水等都有可能 带入氯离子。可以查找是否换热器泄漏等。 7.苯的酸洗比色不合格 化验分析结果，苯的酸洗比色，时有超出正常控制指标≯2#。苯的酸洗比色不 合格，有很多原因。如上面提到的压力过低，导致苯气化。正常控制为 1.4 -1.6 MPa，而在实际操作中，有很多时候，压力在 1.3-1.4 MPa 于 1.6-1.7 MPa 之间。 另外白土的活性不高，操作温度过低等都是酸洗比色不合格的重要原因。 虽然苯的酸洗比色不合格，原则上是应该提高白土罐的温度。但现在，苯的 酸洗比色不合格时，却是要降低白土罐的压力。这是因为，在开工初期，白土的 活性不是过低，而是过高。过高的活性，过高的温度是除去的烯烃又发生了二次 反应，二次反应后，就导致了苯的酸洗比色过高。所以实际调整中，就要降低白 土罐的压力，使白土的活性保持在一个合理的范围。这种情况在刚开工时也出现 过，温度经历了一个 120℃到 150℃再到 130℃的过程，才调整苯的酸洗比色合 格！ 以后的学习中，更大的精力要花在处理现场操作过程中产生的问题上。 程军委 2006.12.12

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