對二甲苯及苯技術(shù)規(guī)程

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'"1產(chǎn)品說明1.1苯苯作為歧化反應的產(chǎn)物,是歧化精鎦塔苯塔（DA－503）的塔頂鎦出物。1.1.1苯的物理性質(zhì)苯是一種無色透明液體，常溫極易揮發(fā)，在空氣中低濃度時具有芳香氣味，高濃度時則氣味難聞，有毒，長期吸入或短期吸入高濃度的苯蒸汽都會引起中毒。在空氣中濃度達到1.4～1.6％（體積）時與空氣形成高度易燃易爆的混合物，燃燒時其火焰呈黃色。苯難溶于水（在21℃的溫度下,100ml水中溶解0.08克苯）,但能以各種比例相對地易溶于乙醇、乙醚、乙酸、氯仿、二硫化碳、四氯化碳等類似的有機溶劑中,純苯的冰點為5.5℃，沸點為80.1℃,比重為d4200.879。1.1.2苯的化學性質(zhì)苯是一種最簡單的芳烴,比較穩(wěn)定,但可以發(fā)生各種取代反應（如氯化、硝化、磺化、烴化等）和加成反應（如加氫、加氯）或氧化反應等。1.1.3苯的用途→硝基苯→苯胺→染料、醫(yī)藥、助劑等→氯苯→農(nóng)藥、染料、醫(yī)藥、香料等→乙苯→異丙苯→苯酚和丙酮→尼龍66、尼龍6、有機玻璃等苯→→烷基苯→洗滌劑→順丁烯二酸酐→聚酯樹脂、增塑劑等已內(nèi)酰胺→尼龍6→環(huán)丁烷已二酸→尼龍66→溶劑1.1.4設計能力（每年以8000小時計）原設計改造后3.096萬噸/年4.09萬噸/年1.2混合碳八芳烴混合碳八芳烴為二甲苯塔的塔頂產(chǎn)物作為吸附分離的原料,廠控要求C9A小于0.5wt%,其余為C8A芳烴,設計能力如下表：（每年以8000小時計）原設計改造后11.2544萬噸/年17.46萬噸/年2原材料要求2.1原料（見表1)表1原料名稱甲苯碳九芳烴補充氫質(zhì)量指標比重（d）0.869～0.873外觀無色透明純度＞85mol%純度＞99.5wt%純度＞95wt%CO+CO2＜10molppm外觀無色透明茚及茚滿2wt%Cl＜1.0molppmH2S＜1.0molppm設計消耗量10.498t/h10.148t/h84656t/y81833t/y改造后16.931t/h14.865t/h136531.6t/y119071.4t/y2.2催化劑、白土（見表2）表2名稱牌號及規(guī)格保證壽命裝入量裝填設備備注歧化催化劑ZA-92型24t/Kg催化劑64.3m3歧化反應器支承材料結(jié)晶硅鋁酸鹽/氧化鋁46.3tDC－501惰性瓷球擠壓形1/16＂3mm3.9m3表觀密度750Kg/m36mm3.8m319mm7.0m3白土臨安白土9.8t/Kg白土40t歧化白土處理塔支承材料DA-50219mm0.9m33生產(chǎn)工序說明3.1工藝原理3.1.1化學反應芳烴的歧化一般是指兩個相同芳烴分子在催化劑作用下，一個分子的側(cè)鏈烷基轉(zhuǎn)移到另一個芳烴分子上去的反應。烷基轉(zhuǎn)移反應是指兩個不同的芳烴分子之間發(fā)生烷基轉(zhuǎn)移的過程。在Tatoray工藝中，如果原料是單一的甲苯則反應較簡單，主要轉(zhuǎn)化為苯和混二甲苯。如果用甲苯和C9芳烴為原料，由于C9芳烴組成復雜，因而反應也復雜，可以轉(zhuǎn)化為C6,C8和C10芳烴。但基本反應有兩類，即歧化和烷基轉(zhuǎn)移。副反應主要有三類，即烷基轉(zhuǎn)移，歧化和加氫脫烷基反應。上述反應的產(chǎn)物又可參與二次或三次反應此外，還可能發(fā)生裂解與聚合反應。反應方程式如下：3.2影響因素影響反應的因素有溫度、壓力、氫烴比、氫氣純度、重量空速、（WHSV）及催化毒物等，下面分別加以簡單介紹。3.2.1溫度歧化和烷基轉(zhuǎn)移反應是可逆反應，由于熱效應很小，溫度對平衡的影響不大，但催化劑活性一般隨溫度的升高而升高。溫度升高，反應速度增快。但是促使苯環(huán)裂解，使副產(chǎn)物生成量增多，收率降低。因此要選擇適當?shù)臏囟?，在催化劑使用初期活性較高，可以選擇較低的反應溫度；隨時間的延長，催化劑上積碳逐漸增多，活性隨之下降，因此選用的反應溫度也應隨之升高。3.2.2壓力理論上此反應無體積變化，壓力對平衡組成無多大影響，但壓力的選擇與氫純度有關，為了保持一定的氫分壓，總壓要隨氫純度的變化而變化，壓力的選擇與催化劑的活性也有關，與溫度的影響相似，但是氫量過大，反應速度就下降。一般選用壓力為30bar。3.2.3氫烴比從反應方程式來看，主反應不需要氫，而氫的存在有助于產(chǎn)生加氫脫烷基付反應。但是，氫氣的存在能減少催化劑上的積炭速度。所以實際工業(yè)生產(chǎn)上需要在臨氫狀態(tài)下進行。壓力升高，反應速度增快，氫循環(huán)費用也增加。另外，氫烴比與進料組成有關，當進料中C9芳烴較多時，由于C9芳烴比甲苯易產(chǎn)生裂解反應，因而需提高氫烴比，如果C9芳烴中甲乙苯和丙苯含量高時，就更應提高氫烴比。3.2.4氫氣的純度由于甲烷及其它飽和物抑制催化劑活性，使反應速度降低，積碳量增大。應而對循環(huán)氫氣純度一般要求80％（分子）以上。3.2.5重量小時空速（WHSV）重量空速是指每小時物料的進料量與催化劑的蹉裝填重量之比，表示反應物在催化劑床層中的停留時間。降低空速，轉(zhuǎn)化率提高，但付反應增加選擇性降低。因此，當處于低空速運轉(zhuǎn)時，應降低反應溫度，以減少原料損失，提高空速，可提高單位催化劑的生產(chǎn)能力，但轉(zhuǎn)化率降低。要保持恒定的轉(zhuǎn)化率，就需提高反應溫度。在生產(chǎn)中，要根據(jù)催化劑的運轉(zhuǎn)性能，選擇合適的空速。亦可在設計值的50％負荷時操作，但要適當降低反應溫度。3.2.6催化劑毒物ZA－92催化劑的毒物主要有H2O、氯化物、有機堿性氯化物、茚及茚滿飽和烴，它們對催化劑的影響及控制指標如表3。表3毒物新鮮原料中含量對催化劑影響H2O<50ppm,vol在小于50ppm的情況下，對反應沒有不利影響但過多的水會影響催化劑壽命（如水蒸汽吸附在催化劑表面，降低催化劑活性），所以應將含水量盡可能降低Cl<1.0wtppmCl雖然不影響催化劑活性，但Cl含量高時會使裂解反應增加，芳烴環(huán)損失增大N<1wtppm有機氮對催化劑是非常強的毒物，因為堿性氮化物會中和催化劑的酸性活性中心，1ppm就足以抑制反應活性，因此在進料中不應有氮化物存在S<1.0wtppm硫雖然對催化劑沒有毒性，但它會在苯中積聚，影響苯產(chǎn)品的質(zhì)量（新鮮原料中S含量小于0.2ppm時，苯產(chǎn)品中含量小于0.5ppm）茚及茚滿<2wt%茚及茚滿是催化劑的暫時性毒物，對催化劑活性的影響很大，如果在反應器進料中茚滿增加0.5%要獲得同樣的轉(zhuǎn)化率，反應溫度必須提高10℃，一般要求新鮮原料中茚滿含量小于2wt%,這是混合原料中小于1wt%,最佳操作是在.02wt%以下飽和烴<0.5wt%進料中飽和烴的存在，除了會降低催化劑活性需要提高反應溫度補償以外，還會導致反應器進出口溫差增加，還會使反應H2耗增加和苯產(chǎn)品純度下降，，在混合進料中每增加1％的飽和烴，為保持恒定的轉(zhuǎn)化率必須提高反應溫度4℃3.3進料中甲苯與C9芳烴特別是與三甲苯的比例對產(chǎn)品分配的影響從反應式可以看出，如果只用甲苯作原料時，只產(chǎn)生歧化反應。反應物中苯與二甲苯的比率基本為1:1。當加入C9芳烴后由于發(fā)生了烷基轉(zhuǎn)移反應。而生產(chǎn)二甲苯的有效成分主要是C9芳烴中的三甲苯，因此加入C9芳烴時，苯的產(chǎn)率下降，二甲苯的產(chǎn)率提高。當原料中的三甲苯含量越高，所得二甲苯的產(chǎn)量也越高。如用重整C9芳烴時，由于三甲苯含量高，所得C8芳烴量較大。用甲苯和三甲苯為原料，反應生成物中的C8芳烴與苯的克分子比可在0.7～100范圍內(nèi)變化因此可以用加入C9芳烴量來調(diào)二甲苯與苯的比率。當原料中三甲苯為50％時產(chǎn)物中C8芳烴濃度最大，也即當原料中甲基/苯基＝2時，可得最大量的二甲苯。4工藝流程及控制說明4.1反應部分本單元進料是來自環(huán)丁砜抽提的苯塔（DA-409）塔底的甲苯和來自二甲苯精餾C9分離塔（DA—802）塔頂?shù)腃9芳烴，經(jīng)進料緩沖罐（FA-504）由進料泵（GA-503A/B/C）泵送出；混合進料流量由流量控制器FRCAL-5012和FRC-5201控制。從GB-501來的循環(huán)氫氣在FRCAL－5012/FRC-5201下游處與原料流匯合，在熱交換器（EA-502A/B）里和反應產(chǎn)物混合后，進入反應器進料加熱爐（BA-501）加熱到反應所需要的溫度進入反應器（DC-501）。加熱爐（BA-501）是按工藝物料溫升約69℃和相應的壓差設計的；加熱爐對流段裝有廢熱鍋爐。反應器進口溫度由溫度記錄控制器TRC-5004與加熱爐燃料壓控PIC-5004（或PIC-5034）組成串級控制燃料氣或油的量來調(diào)節(jié)。從DC-501出來的反應物，通過混合進料熱交換器（EA-502A/B）殼程、反應物空冷器（EC-503）和反應產(chǎn)物后冷器（EA-504A/B）換熱、冷凝和冷卻后，將反應產(chǎn)物冷卻到38℃進入產(chǎn)品分離器（FA-505）。由液位控制器LICAHL-5004調(diào)節(jié)去汽提塔的液體量；還設有液位聯(lián)鎖報警器LCOAH-5019.1～3，在分離器液位超高時，從3取2控制循環(huán)氣體壓縮機停車。另外、壓力控制器PRC-5008調(diào)整來自鉑重整的補充氫來控制分離器的壓力。分離器出來的氣體大部分進循環(huán)氣壓縮機（GB-501）循環(huán)回反應器，剩余的去異構(gòu)化單元700單元或FG系統(tǒng)。氫氣分析器QR-5002監(jiān)控循環(huán)氣的氫純度。4.2精餾部分從產(chǎn)品分離器出來的物料和汽提塔底液在精餾換熱器EA-505和EA-506中換熱，溫度由38℃升到約160℃，作為進料進入汽提塔DA-501。汽提塔的作用是把進料中的輕組分從塔頂除去，塔頂氣相經(jīng)塔頂冷凝器EC-507和后冷器EA-508冷凝后進入受槽FA-506。不凝氣體在受槽中從液體中分離出去，合并到異構(gòu)化單元經(jīng)堿洗后進入燃料氣網(wǎng)管。凝液為C6以下輕烴組分，由塔頂泵GA-505A/B輸送，大部分作為回流、一部分去重整DA-301脫戊烷塔。由受槽液面控制器LICAHL-5006和流量控制器FRC-5023串級調(diào)節(jié)回流流量，由流量控制器FRC-5022控制去重整的流量。汽提塔底物料分兩股，一股由泵GA-504A/B送入再沸加熱爐BA-502加熱到243℃左右，以汽液混合物返塔。返塔線上的壓差控制器PDRC-5013與加熱爐燃料氣（或燃料油）壓力控制器PIC-5036（或PIC-5016）組成串級調(diào)節(jié)來控制加熱爐的燃燒。它是通過偏心孔板壓降來測量塔底液經(jīng)爐子加熱后的汽化率。另一股物料經(jīng)熱交換器EA-505與塔進料換熱后去白土塔DA-502處理。由溫度記錄控制器TRC-5010控制進入白土塔的入口溫度。白土塔DA-502出口物料通過換熱器EA-506和汽提塔進料換熱后作為苯塔DA-503的進料DA-503塔頂產(chǎn)物為苯，經(jīng)塔頂空冷器EC-511冷凝后進入受槽FA-508，用泵GA-508A/B部分打回流，部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器EA-512冷卻到40℃，送入苯中間罐FB-502A/B。由塔頂?shù)诙迮c第16板溫差控制器TDRC-5026和流量控制器FRC-5032串級調(diào)節(jié)控制產(chǎn)品苯引出的流量以保證塔頂回流的穩(wěn)定。苯塔塔底物料由塔底泵GA-507A/B泵送作為進料送到甲苯塔DA-505，從塔第24板上進入。由苯塔底液面控制器LICAHL-5008串級調(diào)節(jié)控制苯塔底出料流量。甲苯塔塔頂餾出為甲苯，經(jīng)塔頂空冷器EC-514冷凝冷卻后進入受槽FA-509，凝液由泵GA-511A/B抽出，部分作為回流，部分循環(huán)回歧化反應進料。由塔頂?shù)诙搴偷?6板的溫差控制器TDRC-5036和流量控制器FRC-5036串級控制循環(huán)甲苯的流量；由受槽液面控制器LICAHL-5012和流量控制器FRC-5037串級控制塔頂回流流量。甲苯塔底出料由塔底泵GA-510A/B送去作為二甲苯塔DA-506進料、由塔底液面控制器LICAHL-5011和流量控制器FRCAL-5035串級控制甲苯塔底出料流量。二甲苯塔DA-506塔頂餾出物為混C8芳烴，經(jīng)空冷器EC-516冷凝冷卻后進入受槽FA-510，凝液由泵GA-514A/B送出，部分作為塔頂回流，部分去吸附分離600單元。還有一部分由流量控制器FRC-5202控制出料流量，經(jīng)冷卻器EA-519冷卻出裝置。由受槽液面控制器LICAHL-5044串級控制回流流量，由第90板的質(zhì)量控制器QRC-5001和第85板的穩(wěn)定控制器TRC-5046及流量控制器FRC-5034串級控制去吸附分離的混C8芳烴流量。C9芳烴自115層塔板用泵GA-513A/B抽出與來自800單元的C9芳烴匯合進歧化原料罐FA-504，循環(huán)回反應器。DA-506塔底液面控制器LICAHL-5013與C9芳烴流量控制器FRC-5038組成串級調(diào)節(jié)C9芳烴抽出的流量。塔底為C9以上重芳烴，通過泵GA-512A/B分為兩股，一股由流量控制器FRC-5042控制出料流量，經(jīng)冷卻器EA-518冷卻到＜40℃，去重芳烴成品罐。另一股通過流量控制器FRCAL-5045.1,5046.2控制進入再沸加熱爐BA-503加熱后以汽液混合物形式返回塔。由返塔線上的壓差控制器PDRC-5024與燃料氣（或燃料油）壓力調(diào)節(jié)器PIC-5038（或PIC-5028）組成串級調(diào)節(jié)加熱爐的燃料氣或燃料由的量。5.主要工藝條件見表4表4項目單位儀表位號指標DA-501塔頂溫度℃T-5013134～150塔底溫度℃T-5016230～245塔頂壓力barP-50328.8～9.5DA-503塔頂溫度℃T-502378～902″～16″板溫差℃TD-50263.0～5.2塔底溫度℃T-5030135～150塔頂壓力barP-5022≤0.34DA-505塔頂溫度℃T-5032110～122塔底溫度℃T-5039160～178塔頂壓力barP-5023≤0.342″～16″板溫差℃TD-50364～11DA-505塔頂溫度℃T-5042140～155塔底溫度℃T-5049235～24585″板溫度℃T-5047163～173塔頂壓力barP-5031≤0.34DA-502溫度℃T-5009160～180DC-501反應溫度℃T-5005350～499壓力barP-500829～316分析控制見表5取樣點物料名稱分析項目單位分析方法控制指標分析頻度S05/01反應器混合進料密度g/cm3SH/T06043/W組分%(m/m)UOP-7441/DS05/02循環(huán)氣密度g/cm3UOP-1141/W組分vol%UOP-5391/DS05/03分離氣密度g/cm3UOP-1141/W組分vol%UOP-5391/DS05/04汽提塔塔底液密度g/cm3SH/T06043/W組分%(m/m)UOP-7441/D溴指數(shù)mg/100gGB/T11136≤203/WS05/05白土塔進口溴指數(shù)mg/100gGB/T111363/WS05/06汽提塔塔頂氣密度g/cm3UOP-1141/W組分vol%UOP-5391/DS05/07汽提塔塔頂液組分%(m/m)UOP-5392/W族組分UOP-7412/M組分UOP-7442/WS05/10苯產(chǎn)品密度g/cm3SH/T06041/D餾程℃D850或GB/T3146≤11/W結(jié)晶點℃ASTMD852≥5.43/D非芳%(m/m)ASTMD2360≤0.233/D酸洗比色色號ASTMD848≤11/D總硫mg/kgSH/T1147≤11/W鉑鈷比色色號ASTMD1209≤201/D酸度ASTMD847無游離酸1/WS05/12循環(huán)甲苯密度g/cm3SH/T06043/W組分%(m/m)UOP-7441/DS05/13二甲苯塔側(cè)線密度g/cm3SH/T06043/W組分%(m/m)UOP-7441/DS05/15二甲苯塔塔底液密度g/cm3SH/T06043/W組分%(m/m)UOP-7441/D硫SH/T11471/WS05/16二甲苯塔塔頂液密度g/cm3SH/T06063/W組分%(m/m)UOP-7443/D餾程GB/T3146或D8501/WS05/17FB-501來原料密度g/cm3ASTMD4052需要時組分%(m/m)UOP-744需要時非芳wtppmUOP-543需要時7正常開停車及生產(chǎn)異常情況處理7.1正常開車準備1）下列系統(tǒng)必須投入使用火炬（BF）放空系統(tǒng)（FA-511）芳烴排放系統(tǒng)（DHA）電氣氮氣高壓蒸汽（SH）中壓蒸汽（SM）低壓蒸汽（SL）所有儀表包括聯(lián)鎖報警循環(huán)氣H2分析儀（Q-5002）所有安全閥冷卻水燃料氣系統(tǒng)2）各個系統(tǒng)氣密及氣體置換完成3）檢查所有的管線閥門使處于開車狀態(tài)，拆去不需要的臨時盲板，將8字盲板調(diào)整到正常運轉(zhuǎn)所需的狀態(tài)，盲板狀態(tài)如下關—重芳烴到界區(qū)（05PHC93－2）開—DA-802塔頂C9芳烴到歧化原料罐（FB－501）開—混合進料換熱器排放（05PHC73－11/2）關—再生排放氣（05BV1－3）關—再生用空氣（05VU2－3）開—分離氣排放（05PHH10－4）關—氮氣到壓縮機（05Nm2－21/2）關—分離氣到真空噴射泵（05PHH23－4）開—FR-5016氫氣補充管線（05PHH23－4）關—氫氣補充管線到EA－502出口（05PHH26－4）關—氮氣到白土塔（05Nm3－11/2）關—蒸汽到白土塔（05SL7－11/2）開—FB-501的歧化進料（05PHC75－3）關—聯(lián)接DA-501蒸汽（05SM43－1）關—燃料氣到汽提塔受槽（05FG4－11/2）開—汽提塔頂氣到700單元（05PHC74－11/2）開—汽提塔頂液（05PHC47－11/2）關—連接苯塔蒸汽（05Nm42－1）開—不合格苯到FB-301（PHC55－4）開—連接甲苯塔蒸汽（05SM40－1）開—連接二甲苯塔蒸汽（05SM41－1）關—重芳烴到100單元（05PHC93－2）開—二甲苯塔DA-506塔頂液（0569－3）開—不合格二甲苯到FB-301（05PHC70－3）開—400單元不合格原料到FB-318（05PHC110－3）4）鎖定下列打開的閥門苯塔受槽（FA-508）排放管線（05PHC86－11/2）甲苯塔受槽（FA-509）排放管線（05PHC87－11/2）二甲苯塔受槽（FA-510）排放管線（05PHC88－11/2）7.2烴類的引入和建立循環(huán)7.2.1烴類引入FA-504進液：把FA-504的液面儀LICAHL-5001和現(xiàn)場玻璃液面計LG05/01～LG05/05投入使用，PICAHL-5001投入使用，檢查管線。2）啟動泵GA-502A/B將原料罐FB-501里的甲苯，泵送到汽提塔DA-501，起用FRC-5001手動調(diào)節(jié)流量。通知芳烴抽提裝置已可將苯塔塔底液切換到正常管線。如果400單元已正常,可直接從400單元接受甲苯進入FA-504，甲苯進入進料緩沖罐FA-504，當液面稍低于80％高報警為止，進入FA-504的甲苯約有34m3，130℃以下的甲苯在4bar以上的燃料氣壓力是不會沸騰的。然后啟動GA-503經(jīng)開車旁通管線向汽提塔送料。3）汽提塔DA-501塔底液面儀LICAHL-5005和現(xiàn)場玻璃計LG05/07投入使用。塔底液面不要超過100％。4）汽提塔進料時，汽提塔內(nèi)的燃料氣壓力增加，通入PICAHL-5001的分程控制返回到燃料氣系統(tǒng)。5）汽提塔底出現(xiàn)液面并穩(wěn)定為80％時，白土塔準備液封。6）打開白土塔安全閥旁通（SV－510）和白土塔旁通閥，然后稍微打開白土塔底部截止閥（05PHC12－4），讓物料自下而上進入白土塔，同時氣體通過安全閥旁通排向火炬。7）調(diào)節(jié)白土塔底部截止閥，使汽提塔底部的液面以每分鐘一格螺栓（液面計）的速度下降（在進行這項測量時不應有甲苯進入汽提塔），閥門開度確定后根據(jù)需要補充汽提塔內(nèi)物料。8）當液體在安全閥旁通的視鏡中出現(xiàn)時，充液結(jié)束，關閉安全閥旁通及白土塔旁通閥，讓汽提塔內(nèi)物料按正常流向通過白土塔進入苯塔。苯塔出現(xiàn)液面時不要讓液面超過100％。9）用苯塔塔底泵（GA-507）將甲苯從苯塔送到甲苯塔，不要讓甲苯塔液面超過100％。10）用甲苯塔塔底泵（GA-510）將甲苯從苯塔送到二甲苯塔，同樣不要讓二甲苯塔液面超過100％。7.2.2全回流運轉(zhuǎn)在全回流運轉(zhuǎn)的時候，各塔塔底液面會降低，需要補加甲苯，為了方便起見，進料緩沖罐FA－504要引入甲苯，進入緩沖罐FA－504的料是直接來自芳烴抽提苯塔的塔底液?；驈腇B-501中的補料。7.2.2.1汽提塔全回流運轉(zhuǎn)啟動空冷器EC-507和后冷器EA-508進冷卻水。啟動汽提塔再沸器加熱爐BA－502進料泵GA-504A/B，使FICOAL2-5047、5048分別達到75m3/h，低報警值28.5m3/h，正常值97.7m3/h。按加熱爐BA－502聯(lián)鎖要求用中壓蒸汽吹掃30分鐘，蒸汽進入爐子之前應把蒸汽管中的冷凝水排掉。按照加熱爐聯(lián)鎖動作，BA-502點火嘴點火，把4只點火嘴全部點著。按照加熱爐聯(lián)鎖動作主噴嘴開始燃燒，根據(jù)需要逐漸增加燒嘴量。汽提塔在燃料氣壓力下操作。逐漸增加再沸器的熱量，塔底開始升溫，并注意各層塔板溫度的上升。升溫的速度不得超過25℃/h.此時不需要把溫度升至甲苯沸騰，塔頂（TI-5013）溫度不允許超過150℃。當加熱汽化后，塔底液面過低時，啟動進料泵GA-503A/B/C，將進料緩沖罐內(nèi)的甲苯繞過反應器補入汽提塔，但液面不能超過100％。汽化的甲苯從DA-501頂跑出，經(jīng)空冷器EC-507冷凝和后冷器EA-508的冷卻后，進入受槽FA-506。FA-506液面儀LICAHL-5006和現(xiàn)場玻璃液面計LG05/09投入使用。當FA-506建立一定液面時，啟動汽提塔回流泵GA-505A/B，回流量由FRC-5023手動控制。調(diào)節(jié)熱量和回流量，待DA-501建立穩(wěn)定全回流運轉(zhuǎn)后，將FEC-5023與LICAHL-5006串接控制，切換到自動。7.2.2.2苯塔全回流運轉(zhuǎn)緩慢地引入中壓蒸汽到苯塔再沸器EA-510，進行暖機暖管，冷凝水先從旁通排出，然后蒸汽增加，流量由FRC-5029手動控制。啟動空冷器EC-511。啟動TIC-5067，控制空冷出口穩(wěn)定（TI-5031）不得超過60℃，確保FA-508與FA-511暢通及氮封量暢通，氮封量節(jié)流孔板上游壓力設定在3～5bar。逐漸增加蒸汽量，塔底升溫汽化，注意塔內(nèi)各點溫度變化。汽化后塔底液面降的過低的話，應從汽提塔得到補充，汽提塔再從FA-504補充。汽化了的甲苯跑出塔頂經(jīng)空冷器冷凝后進入受槽FA-508中。FA-508的液面儀LICAHL-5010和現(xiàn)場玻璃液面計LG05/12投入使用。當FA-508建立一定液面時，啟動苯塔回流泵GA-508A/B。回流量由FRC-5033手動控制。調(diào)節(jié)熱量和回流量，建立穩(wěn)定的全回流運轉(zhuǎn)。當有水分時界面儀LIAH-5009和LG05/19投入使用。中壓蒸汽流量FRC-5029切入自動。回流量FRC-5033與LICAHL-5010串接控制并切換到自動。7.2.2.3甲苯塔全回流運轉(zhuǎn)緩慢的引入高壓蒸汽到甲苯塔再沸器EA-513進行暖機暖管，冷凝水先從調(diào)節(jié)閥FCV-5034旁通排出，然后逐漸增加蒸汽，流量由FRC-5034手動控制。啟動甲苯空冷器EC-514?？绽涑隹跍囟龋═I-5023）不能超過95℃，確保受槽（FA-509）到排放罐（FA-511）暢通，氮封建立，氮封管線節(jié)流孔板上游壓力控制在3～5bar之間。逐漸增加高壓蒸汽量，塔底升溫汽化，注意塔內(nèi)各點溫度變化，塔底升溫速度不得超過25℃/h.。汽化后塔底液面降的過低的話，應從苯塔得到補充。汽化了的甲苯從塔頂跑出，經(jīng)空冷器EC-514冷凝進入受槽FA-509。FA-509的液面儀LICAHL-5012和現(xiàn)場玻璃液面計LG05/15投入使用。當FA-509建立一定液面時，啟動甲苯塔回流泵GA-511A/B?；亓髁坑蒄RC-5037手動控制。調(diào)節(jié)蒸汽量和回流量，建立穩(wěn)定的全回流運轉(zhuǎn)。高壓蒸汽流量FRC-5034切換到自動?；亓髁縁RC-5037與LICAHL-5012串接控制，并切換到自動。7.2.2.4二甲苯塔全回流運轉(zhuǎn)啟動二甲苯塔塔底泵GA-512A/B，F(xiàn)RC-5042關閉，使FRCAL1COAL2-5045，F(xiàn)RCAL1COAL2-5046的流量達到45m3/h。FRCCOAL2-5045/5046的聯(lián)鎖值為20m3/H。啟動二甲苯塔空冷器EC-516，空冷出口溫度不能超過120℃，確保受槽與放空罐（FA-511）暢通，氮封建立，氮封管線節(jié)流孔板上游壓力設定在3～5bar之間。按加熱爐BA-503聯(lián)鎖要求，用中壓蒸汽吹掃30分鐘，蒸汽在進入爐子之前，應把冷凝水排掉。按照加熱爐聯(lián)鎖動作，將BA-503的4只點火嘴全部點火。按照加熱爐聯(lián)鎖動作根據(jù)需要，主噴嘴開始燃燒。二甲苯塔升溫汽化，注意塔內(nèi)各點的溫度變化，升溫速率不得超過25℃/h.。當加熱汽化后，塔底液面過低，應從甲苯塔DA-505得到補充，液面不得超過100％。當FA-510建立一定液面時，啟動二甲苯回流泵GA-514A/B?；亓髁坑蒄RC-5044手動控制。調(diào)節(jié)熱量和回流量，建立穩(wěn)定的全回流運轉(zhuǎn)。將PDRC-5024投入PIC-5038串接控制，最后切換到自動。將FRC-5044與LICAHL-5014串接控制，切換到自動。7.2.2.5全回流運轉(zhuǎn)的說明由于使用純甲苯作為開車原料，這幾個塔全回流運轉(zhuǎn)的物料組分與設計組分完全不同，所以全回流操作不是輕而易舉的事，首先要掌握逐漸增加熱量，增加回流量的方法，當塔底液面變化，改變回流量要比改變熱量來的容易，來的方便，兩個用蒸汽作為再沸器熱源塔，怎樣控制進入蒸汽的壓力，特別是甲苯塔使用33bar的高壓蒸汽塔底沒有重組分，必須把進再沸器的蒸汽壓力壓低，流量減小，才能得到穩(wěn)定操作。7.2.3烴循環(huán)運轉(zhuǎn)根據(jù)進料緩沖罐FA-504的液面，決定是否要從400單元補加熱的甲苯，還是從FB-501到DA-501在到FA-509返回緩沖罐FA-504，一般FA-504的液面在40％～60％之間是不用補充的。1）啟動反應器系統(tǒng)進料泵GA-503A/B/C。由于進料泵出口壓力高，要維持一定的進口壓力，PICAHL-5001的分程控制就是為了這個目的設計的。2）甲苯經(jīng)開車旁通管線繞過反應器，經(jīng)EA-506，EA-505進入汽提塔。3）流量由開車旁通管線上的球閥控制，記錄由FRCAL-5012/5201執(zhí)行，流量為15m3/h?？刂破崴滓好?，將甲苯通過白土塔壓到苯塔（DA-503）。4）汽提塔塔頂回流仍有FRC-5023與LICAHL-5006串接自動控制。5）苯塔進料后，仍要維持塔頂?shù)幕亓?，回流量由FRC-5033與LICAHL-5010串接自動控制，若不能維持，通過中壓蒸汽流量FRC-5029手動控制改變熱量的輸入。6）苯塔塔底液面上升后，啟動苯塔塔底泵GA-507A/B，向甲苯塔進料，流量根據(jù)液面通過FRC-5030手動來控制。7）甲苯塔進料后，必須增加再沸器高壓蒸汽的流量，是通過FRC-5034手動增加來達到的。8）由于熱量的增加，甲苯蒸發(fā)量大，甲苯塔回流量FRC-5037與LICAHL-5012脫開串接，控制FRC-5037用手動控制在原來的定值。9）返回進料緩沖罐FA-504的甲苯流量根據(jù)受槽FA-509液面，通過FRC-5036手動來控制的，流量要求達到進料量的70％。10）隨著甲苯塔塔底液面的上升，啟動甲苯塔底泵GA-510A/B，向二甲苯塔進料，流量是根據(jù)塔底液面通過FRC-5035手動來控制的。11）二甲苯塔仍要維持原來的流量，這是通過改變熱量的輸入來達到的。12）啟動二甲苯塔的側(cè)線泵GA-513A/B，抽出側(cè)線甲苯返回到FA-504，流量根據(jù)液面，通過FRC-5038手動來控制，流量要求達到進料量的30％即7～8t/h。13）根據(jù)液面與流量的穩(wěn)定情況進一步調(diào)節(jié)，逐漸將循環(huán)量增加到32m3/h（改造后為56m3/H），這一過程必須小心，避免引起后面精餾系統(tǒng)的混亂。注：改造后EA-502B將投入運行，投料負荷將增至56m3/H。7.3反應系統(tǒng)氫氣循環(huán)及升溫反應系統(tǒng)已經(jīng)氫置換，與壓縮機GB-501系統(tǒng)連接。用重整單元（300單元）的氫氣，通過流量調(diào)節(jié)（F-5016）進入反應系統(tǒng)，將壓力升至5bar（表壓）。注意：在DC-501壓力超過6bar前，反應溫度必須大于150℃，這是因為反應器的特殊材料決定，否則可能引起反應器損壞。按循環(huán)氣壓縮機操作步驟將GB-501啟動。調(diào)節(jié)轉(zhuǎn)速，增加循環(huán)氣流量，符合初次投料所需要的流量，但必須大于聯(lián)鎖值，F(xiàn)RCOAL1-5011報警值為60000Nm3/h。聯(lián)鎖值為50000Nm3/h。所以循環(huán)量除了必須符合設計條件的H/HC比的條件，還將受到低報警和聯(lián)鎖停車的影響。啟動空冷器EC-503和后冷器EA-504A/B冷卻水進入，物料出口溫度分別在40℃和30℃。廢熱鍋爐按有關的操作步驟進行運轉(zhuǎn)：FICAL-5051流量用手動條件超過低報警流量，F(xiàn)ICAL-5051低報警值20m3/h，調(diào)節(jié)閥22.5/45.1/47.0m3/h。FRCIAL1-COAL2-7003流量與BA-501有聯(lián)鎖作用，必須達到聯(lián)鎖值以上。F-7003流量73.5/147/152m3/h。在BA-701停止運轉(zhuǎn)時F-7003的聯(lián)鎖值應調(diào)低。循環(huán)氣壓縮機啟動后，氫氣從壓縮機出口～EA-502A/B～BA-501～DC-501～EA-502A/B～EC-503～EA-504A/B～FA-505～GB-501～再回到氫氣壓縮機，回路建立。在循環(huán)氣壓縮機GB-501啟動之前，蒸汽透平GBT-501系統(tǒng)應檢查，抽空試驗，冷凝器啟動，引蒸汽暖機暖管工作透平部分儀表的調(diào)試應在反應器干燥運轉(zhuǎn)時已經(jīng)做好。核實反應器系統(tǒng)排出氫氣、補充氫氣的管路是否通暢，對有關裝置的影響，在可能的情況下最好把補充氫、排出氫的流量建立起來，便于操作。按照加熱爐聯(lián)鎖要求BA－501用中壓蒸汽吹掃30分鐘，在蒸汽進入爐子之前，必須把冷凝水排除。吹掃結(jié)束后，按照聯(lián)鎖動作步驟，煉廠的安全規(guī)則將BA－501所有六只點火嘴點火。按照聯(lián)鎖動作，反應器系統(tǒng)升溫要求BA-501的主噴嘴開始燃燒。將反應系統(tǒng)以25℃/h的速率升溫，使反應器進口溫度（TI-5005）達到150℃，反應壓力≤6bar當反應器進出口溫度接近時，用重整氫氣以15bar/h的速度對反應系統(tǒng)升壓，使反應分離器（FA-505）的壓力PR-5008達到30bar，然后繼續(xù)升溫至反應器進口溫度350℃。升溫升壓曲線如圖4。圖4反應升溫升壓曲線圖7.4反應器投料1）將反應分離器排出氫氣（F-5014和F-5015總量）控制在3200Nm3/h，分離器壓力控制在30bar,補充氫氣的純度必須大于80vol%H2。2）調(diào)節(jié)循環(huán)氣流量（FRI-5011）使?jié)M足25t/h進料時的氫油比大于6.7，這可通過調(diào)節(jié)壓縮機轉(zhuǎn)速來進行。3）反應器進口溫度控制在350℃，保持數(shù)小時，直到反應器出口溫度穩(wěn)定接近350℃。4）在滿足以上條件之后，反應器即可投料。打開反應器進料調(diào)節(jié)閥FRC-5012（FRC-5201）前后閥及隔絕閥，關閉排污閥，用FRC-5012手動控制進入反應器的量，在這同時，關閉開車旁通管線上的閥門，調(diào)節(jié)FRC-5012（FRC-5201）流量為32(或56m3/h）。5）在進料最初的一段時間，由于沒有物料經(jīng)開車旁通進入汽提塔，物料要通過反應器，產(chǎn)品分離器才能達到汽提塔，這過程約10分鐘左右，汽提塔液面會很快下降，所以在投料前可預先將塔液面提高（只要不超過100％越高越好），塔底排出量降低。6）當分離器出現(xiàn)液面，啟動L-5004，將分離器液面控制在30％，多余物料送到汽提塔。7）增加BA-501的燃料氣量，保持反應器進口溫度在350℃，等反應器進出口溫差趨于穩(wěn)定后，以25℃/h的速率升高反應溫度，達到需要的反應溫度（這個溫度要根據(jù)催化劑使用的不同時期而定）。8）在升溫過程中，達到一定溫度時，物料開始反應，F(xiàn)A-504液面開始下降，這時可與400單元聯(lián)系向FA-504補充甲苯。9）通知分析室取樣，同時根據(jù)操作參數(shù)計算反應結(jié)果，再根據(jù)分析及計算結(jié)果調(diào)整反應條件。10）循環(huán)氫純度分析儀QR-5002投入使用注意純度變化降低增加排出量，補充氫由PRC-5008控制自動增加。11）汽提塔DA-501進料后，由于輕餾份的增加，系統(tǒng)壓力將逐漸上升，用手動控制PRC-5032控制不凝性氣體的排出量，使系統(tǒng)壓力達到設計壓力9.0bar，當壓力穩(wěn)定后PRC-5032切入自動。12）系統(tǒng)壓力達到設計壓力后，DA-501的操作趨向穩(wěn)定。汽提塔要作如下的操作：當塔底液面上升塔底液在壓力下，在TRC-5010的手動控制下經(jīng)EA-505向白土塔DA-502進料，上進下出。經(jīng)EA-506進入苯塔DA-503。DA-501塔頂溫度134～150℃,塔底226～236℃.由于組份的變化再沸器BA-502的熱量在PDRC-5013的控制下逐漸增加。受槽FA-506內(nèi)輕餾份逐漸增加，達到一定時開始向300單元DA-301排放，F(xiàn)RC-5022起初手動控制，穩(wěn)定后，切到自動。系統(tǒng)壓力達到后FA-506上面燃料氣FG管線上閥門關閉。不凝性氣體在PRC-5032自動控制下送到700單元燃料氣系統(tǒng)。塔底液排出量FRC-5017首先手動控制液面，穩(wěn)定后與LICAHL-5005串接控制。13）白土塔溫度在TRC-5010手動控制下達到規(guī)定溫度后，TRC-5010切入自動。14）當苯塔進料后，反應液中苯將集于FA-508中，置換在全回流時FA-508中的甲苯，起初不合格的苯通過不合格管線排放到FB-301。維持回流量，排出量由FRC-5032手動控制，EA-512冷卻水投入。FA-508頂上N2封的限流孔板的前后閥門打開N2進入。15）調(diào)節(jié)苯塔再沸器EA-510的中壓蒸汽量，維持DA-503正常操作，然后FRC-5029自動。16）根據(jù)取樣點S05/10分析，苯合格后，由FRC-5032排到FB-502，啟動手動控制，穩(wěn)定FRC-5032與TDR-5026串接控制。17）DA-503塔底液面上升時，啟動塔底泵GA-507A/B向甲苯塔進料。18）流量由FRC－5030手動控制，當塔底液面穩(wěn)定后FRC-5030與LICAHL-5008串接自動控制。DA-503塔頂溫度為78～90℃，苯中NA含量低于2000ppm凝固點大于5.4℃，塔底溫度為134～143℃。19）當苯塔DA-505進料后要作如下的操作：DA-505塔頂溫度為110～122℃，塔底溫度為160～178℃。甲苯塔塔頂受槽FA-509甲苯液面上升，維持原來的回流之外，將多余的沒有轉(zhuǎn)化的甲苯由FRC-5036手控調(diào)節(jié)，流量根據(jù)反應轉(zhuǎn)化計算大約的數(shù)量，返回到進料緩沖罐FA-504?；亓髁颗cFA-509的LICAHL-5012串接控制，排出量FRC-5036與TDRC-5036手動控制。調(diào)節(jié)甲苯塔再沸器EA-513高壓蒸汽流量，穩(wěn)定后FRC-5034切入自動。當DA-505塔底液面上升，啟動塔底泵GA-510A/B向二甲苯塔進料流量由FRC-5035手動控制，當液面穩(wěn)定后，F(xiàn)RC-5035與LICAHL-5011串接自動控制。20）二甲苯塔DA-506進料后要作如下的操作：增加二甲苯塔熱量的輸入，通過調(diào)節(jié)PDRC-5024提高燃料氣的壓力。集于FA-510受槽中的甲苯與二甲苯，作為不合格的二甲苯送到FB-301。根據(jù)取樣點S05/16的分析結(jié)果，二甲苯合格后向吸附分離進料，流量由FRC-5034手控排出量，大致接近反應生成的二甲苯。維持85塊塔板TRC-5046的溫度。啟動分析進料泵GA-516，QRC-5001投入使用。FRC-5043，TRC-5046，QRC-5001串接起來，控制二甲苯的排出量。DA-506回流量與FA-510的液面串接：FRC-5044與LICAHL-5014串接。根據(jù)DA－506塔底液的積累，啟動側(cè)線泵DA-513A/B，把C9A和部分C10A跟甲苯一起返回到積累緩沖罐FA-504。流量由FRC-5038手動控制，液面穩(wěn)定后FR--5038與LICAHL-5013串接控制。當DA-506塔底重芳烴積累，在塔底排出重芳烴，啟動空冷器EC-515，EA-518開通冷卻水，F(xiàn)RC-5042打開用手動控制排出。DA-506塔頂溫度140～155℃，C9A低于0.5wt%,DA-506塔底溫度234～248℃。21）進料數(shù)小時后，從汽提塔底S05/04取樣分析，計算反應的轉(zhuǎn)化率，調(diào)整反應溫度，使轉(zhuǎn)化率達到36～42％。22）根據(jù)運轉(zhuǎn)數(shù)據(jù)，計算氫油比，液時空速等等。23）當運轉(zhuǎn)正常以后，開始投入C9A芳烴，C9A的加入應分成幾步進行，從進料的10％～20％～30％～35％到設計值，根據(jù)反應結(jié)果提高反應溫度，一般投入C9A反應溫度要相應的提高，當C9A進料前，DA-802塔頂C9A進入FA-504。反應溫度根據(jù)轉(zhuǎn)化率確定，壓力（PR-5008）30bar,H2/CH＞6.7mol/mol,濃度＞80％。24）投入C9A后，系統(tǒng)的氫耗將會增加，應根據(jù)氫分儀QR-5002的分析結(jié)果，多排出低濃度氫氣由PRC-5008增加重整補充氫的流量。25）將FB-501來的補料切換到進FA-504，根據(jù)運轉(zhuǎn)狀況進行補料根據(jù)以往運轉(zhuǎn)的經(jīng)驗，C9A的轉(zhuǎn)化率一般為60％左右，甲苯的轉(zhuǎn)化率為30～35％左右。26）在運轉(zhuǎn)中，根據(jù)分析數(shù)據(jù)及流量計算：轉(zhuǎn)化率（包括甲苯轉(zhuǎn)化率，C9A轉(zhuǎn)化率），芳烴收率，催化劑的選擇性，H2/CH比，氫耗，二甲苯與苯的比率與收率。27）至此，將轉(zhuǎn)入正常操作。7.5正常停車在停車過程中要注意當反應器溫度低于150℃時，反應器壓力不得超過6bar，這是由于反應器的材料決定的，否則可能會引起反應器的損壞。停車前首先通知有關人員和單元，歧化單元停車，氫氣、甲苯、C9A等物料流量的變化及公用工程耗用量的變化可能會影響其它單元。7.5.1降低反應器進料量及溫度以每小時25℃的速度降低反應器溫度到300℃，同時逐漸減少反應器的進料量至設計值的50％（32m3/h或56m3/h）,降量每次10％左右，間隔10分鐘。在反應器降溫降量的同時，反應產(chǎn)物的量及組分將發(fā)生變化，要求對精餾部分注意調(diào)節(jié)。進料量的降低，要注意同時降低各塔塔底再沸器及加熱爐的加熱量。降溫降量使甲苯和C9A轉(zhuǎn)化率降低，使原料緩沖罐FA-504液面上升，這時通知800單元及400單元完全停止C9A和甲苯進料，根據(jù)FA-504液面情況逐步減少甲苯進料，將C9A和甲苯通過EA-501和EA-419冷卻到40℃，送到FB-501。同時DA-506側(cè)線的C9A也應切換到FB-301。反應器溫度的降低會引起輕餾份、苯、二甲苯和重芳烴的流量及質(zhì)量下降，在DA-501內(nèi)輕組份的減少，會使塔頂溫度上升，這時可將塔壓力（PRC-5032）逐漸降到5bar，如果壓力減小GA-505泵進出口壓差增大，物料不能壓到300單元，這時應關閉FRC-5022，保留塔內(nèi)輕組份。在苯塔和二甲苯塔當反應器溫度降低時即可將苯、二甲苯產(chǎn)品切至FB-301，當塔頂受槽液面下降時注意逐漸關閉排放量，直至完全關閉以保證受槽液面。在降溫過程中，會引起廢熱鍋爐操作波動，當SH溫度壓力降低，適時將SH脫網(wǎng)。7.5.2停止反應器進料當反應器進口溫度（TI-5005）降至為300℃時，進料量（FRC-5012和FRC－5201）應降至為32m3/h（56m3/h）時，即可停止反應器進料。打開反應器旁通，使物料直接進入汽提塔，同時切斷反應器進料，這時要確認FRC-5012控制閥的一、二次閥及下游的隔絕閥完全關死，同時打開二次閥和隔絕閥之間排放閥，保證物料不進入反應器。根據(jù)FA-505液面逐漸關閉液面控制閥（L-5004），維持FA-505液面。此時汽提塔壓力應降至3.5bar，輕餾份排出完全停止，苯塔和二甲苯塔塔塔頂和側(cè)線排出也完全停止，二甲苯塔打全回流。將循環(huán)量減到15m3/h進行烴循環(huán)，循環(huán)路線為FA-504～DA-501～DA-503～DA-505～FA-504。逐漸減少各塔塔底再沸器和加熱爐的加熱，直到完全停止加熱，讓各塔冷卻后，將受槽內(nèi)的液體完全打到塔內(nèi)，停各塔回流泵，塔底烴循環(huán)結(jié)束。7.5.3反應系統(tǒng)氫氣循環(huán)反應器停止進料后在300℃溫度下，以最大的循環(huán)量至少循環(huán)4小時，然后逐漸降低反應器溫度，到進口溫度（TI-5005）低于200℃時，爐子熄火，在反應器溫度達到150℃前，反應壓力降到6bar,反應器完全冷卻后停壓縮機，停止補充氫氣和排放氫氣，將壓縮機與系統(tǒng)隔絕。7.5.4反應系統(tǒng)N2置換及N2封將系統(tǒng)內(nèi)的殘存的壓力通過FRC-5014后的泄壓閥排向火炬到0.5bar。用N2吹掃壓縮機內(nèi)的殘余可燃性氣體，然后在0.5barN2下保壓。關閉反應系統(tǒng)所有壓力表，用噴射泵GE-503抽真空到－0.8bar然后用氮氣打破真空到0.5bar,反復三次，最后在0.5barN2下保壓。7.6緊急停車7.6.1失去反應器進料（包括進料泵GA-503故障及新鮮原料供應中止等）隔絕進料。如果進料泵（GA-503）還沒有停，但因故障流量太小，不能維持正常操作，則立即停進料泵，關閉進料控制閥（FRC-5012）。降低反應器溫度。降低BA-501的加熱量，以25℃/h速度降低反應器溫度至反應器進口溫度為300℃，當加熱量降低廢熱鍋爐操作困難時，將廢熱鍋爐SH脫網(wǎng)。精餾系統(tǒng)全回流運轉(zhuǎn)。（如果是新鮮原料停止供應，則停止反應器進料，精餾系統(tǒng)烴循環(huán)）。關閉汽提塔塔頂輕餾份排放閥（FRC-5022）和塔底流量控制閥（FRC-5017）維持塔及受槽液面，進行全回流操作，并在塔頂壓力（PRC-5032）控制在3bar減少塔底加熱量。關閉苯塔苯產(chǎn)品流量控制閥（FRC-5033）和塔底流量控制閥（FRC-5030）。維持受槽和塔的液面，如果受槽液面上升則將苯產(chǎn)品切至FB-301，減少塔底加熱量，進行全回流運轉(zhuǎn)。關閉甲苯塔塔頂甲苯返回（FRC-5033）和塔底流量（FRC-5035）維持塔和受槽液面，減少塔底加熱量，進行全回流運轉(zhuǎn)。關閉二甲苯塔塔頂二甲苯流量控制（FRC-5043）和塔底流量控制閥（FRC-5035），維持受槽液面，如果受槽液面上升需排出二甲苯切至FB-301，停側(cè)線泵GA-513，減少塔底加熱量，進行全回流運轉(zhuǎn)。根據(jù)FA-505液面情況，關閉液面控制閥（LICA-5004），維持分離器的液面在30％。4）如果原料緩沖罐還在進甲苯或C9A則通知400單元將甲苯通過EA-419將甲苯冷卻到40℃以下送到FB-501，800單元將C9A經(jīng)EA-501冷卻到40℃以下送到FB-501。5）用正常開車步驟重投料當原料供應正常時，在正常操作原料及反應器溫度為350℃，按正常開車步驟重新開車。7.6.2反應器加熱爐（BA-501）熄火停止向反應器進料。迅速關閉反應器進料控制閥FRC-5012（FRC-5201）及前后閥，關閉控制閥后隔絕閥，打開中間的排放閥，防止物料泄漏進反應器。同時打開開車旁通讓物料直接進入汽提塔，關閉FA-505液面控制閥，維持液面（L-5004）同時將廢熱鍋爐產(chǎn)SH脫網(wǎng)。以最大循環(huán)氣量繼續(xù)氫氣循環(huán)。確定爐前閥是否關閉。調(diào)整精餾系統(tǒng)進行烴循環(huán)，將苯及二甲苯產(chǎn)品切到FB-301，關閉DA-501的輕餾份排出。原料緩沖罐（FA-504）停止進料。通知400單元和800單元將甲苯和C9A芳烴冷卻到40℃以下，送到FB-501。反應系統(tǒng)降壓。在反應器溫度降到150℃前，無法重新點燃BA-501時，要將壓力降到6bar以下。按正常開車步驟重新開車。7.6.3失去補充氫1）防止反應系統(tǒng)壓力下降。a)在補充氫不能很快恢復供應時，立即關閉PRC-5008防止循環(huán)氫倒流。b)立即關閉分離氣排放（FRC-5014，F(xiàn)RC-5015）。以最大的可能維持反應系統(tǒng)壓力。2)反應系統(tǒng)降溫降量。以25℃/h的速度降低反應溫度，以20m3/h的速度降低進料量，到32m3/h（或56m3/h），降溫時注意壓力低于6bar前，溫度不得低于150℃。3)停止進料。當產(chǎn)品分離器（FA-505）的壓力降到20bar之前，反應器停止進料，盡可能維持氫氣循環(huán)，精餾系統(tǒng)烴循環(huán)。4)調(diào)整精餾系統(tǒng)。將苯、二甲苯產(chǎn)品切至FB-301，關閉汽提塔輕餾份排放，調(diào)整精餾系統(tǒng)進行烴循環(huán)。5)關閉FA－505液面控制閥，維持液面。6)原料緩沖罐（FA-504）停止進料。調(diào)整400單元和800單元將甲苯和C9A冷卻到40℃，送到FB-501。7)當補充氫恢復后，按正常開車步驟開車。7.6.4循環(huán)氣壓縮機故障壓縮機故障引起循環(huán)氣停是非常嚴重的情況，應以最快的速度采取以下步驟，防止設備和催化劑的損壞。完全切斷反應器進料。盡快關閉進料控制閥FRC-5012（或FRC-5201），停進料泵（GA-503），不要考慮讓進料走旁通直接進汽提塔。切斷加熱爐，燃料氣和燃料油。盡快使爐子熄火，包括長明燈，全開所有的進風口和煙道擋板，用蒸汽吹掃爐膛，讓爐子迅速降溫。完全停止補充H2。切斷補充氫氣，關閉控制閥PRC-5008，關閉一、二次閥。反應系統(tǒng)降壓。關閉通向700單元的排放氣（FRC-5015），打開FRC-5014向火炬（BF－1）排放系統(tǒng)氣體，以2bar/min的速率將系統(tǒng)壓力降到6bar。精餾系統(tǒng)全回流。將精餾系統(tǒng)產(chǎn)品苯、二甲苯切到FB-301，關閉所有塔頂，塔底排出，保持受槽和塔底液面，調(diào)整加熱量，不要使塔頂塔底等溫度超過設計溫度，維持全回流操作。關閉FA-505的液位控制閥，保持FA-505的液位。原料緩沖罐（FA-504）停止進料。通知400單元將甲苯和C9A冷卻到40℃送到FB-501，保持FA-504液面。排放進料換熱器（EA-502）殘液。通過管線（05PHC73－11/2）將EA-502中殘液排到DA-501，注意不要將氫氣漏到汽提塔，排放結(jié)束時關閉閥門。反應系統(tǒng)繼續(xù)降壓。EA-502中液體放光后，如果循環(huán)氣還不能建立，通過FRC-5014向火炬泄壓，直到系統(tǒng)壓力為0.5bar為止。重新開車當循環(huán)氣壓縮機可啟動時，引入氫氣將系統(tǒng)升壓到6bar。按照循環(huán)氣壓縮機（GB-501）啟動步驟，啟動壓縮機，建立氫氣循環(huán)。在反應系統(tǒng)壓力6bar下，保持最大量的循環(huán)使反應器溫度低于停車前溫度，如果溫度已經(jīng)降低，則可點燃加熱爐（BA-501），使反應系統(tǒng)升溫到350℃。以5bar/h的速率使反應器升壓到30bar。打開排放氣控制閥（FRC-5014）引進補充氫氣使循環(huán)氫氣濃度大于80vol%.當壓力建立，溫度升到350℃，且進出口溫度相同時，按正常開車順序重新投料。7.6.5總電源故障立即停止苯塔再沸器（EA-510）和甲苯塔再沸器（EA-513）的蒸汽凝水（FRC-5029和FRC-5034）排放。BA-501、BA-502、BA-503立即熄火。打開噴射泵GE-501，盡力維持GB-501運轉(zhuǎn)，如果壓縮機停車則按壓縮機故障緊急步驟處理。除了原料緩沖罐（FA-504）壓力控制外，所有儀表切入手動并且關閉所有控制閥。關閉所有泵出口閥。停止原料緩沖罐（FA-504）的進料。通知400單元和800單元將甲苯和C9A冷卻到40℃送到FB-501。電源恢復后按正常開車步驟重新開車。7.6.6蒸汽故障通常使用蒸汽的地方是蒸汽透平和燃料油噴嘴和精餾塔再沸器，還有潤滑油，密封油，鍋爐給水泵的蒸汽透平，還有冷凝式蒸汽透平的抽空噴射泵，所以在蒸汽停止時要做如下的操作。7.6.6.1高壓蒸汽故障壓縮機停止，BA-501自動熄火，進料停止，油路系統(tǒng)繼續(xù)運轉(zhuǎn)。甲苯塔再沸器高壓蒸汽中止，回流不能建立。汽提塔、苯塔、二甲苯塔維持全回流運轉(zhuǎn)。7.6.6.2中壓蒸汽故障反應器系統(tǒng)停止這是蒸汽透平的真空噴射泵失去蒸汽，系統(tǒng)升壓而循環(huán)氣壓縮機停止，按壓縮機故障停止。BA-501熄火，停止進料。另外一個原因BA-501燃料油的霧化蒸汽失去，加熱爐要停止。汽提塔，二甲苯塔再沸器燃料油失去霧化蒸汽、燃料油停止，在油氣混燒時，通過調(diào)節(jié)燃料氣來維持系統(tǒng)的全回流運轉(zhuǎn)。甲苯塔維持全回流運轉(zhuǎn)。苯塔停止運轉(zhuǎn)，等中壓蒸汽故障消除，再重新建立全回流運轉(zhuǎn)。7.6.7冷卻水故障裝置中冷凝器是空冷器，冷卻水用在后冷卻，壓縮機油路系統(tǒng)冷卻器、離心泵的冷卻，所以在冷卻水故障時也是很重要的。增加空冷的冷量，是通過調(diào)節(jié)百葉窗和風扇的角度來達到的。壓縮機油路系統(tǒng)沒有冷卻水是至關重要的，冷卻水中斷，引起壓縮機油路系統(tǒng)溫度過高，壓縮機會引起麻煩的。冷卻水中斷，所有用冷卻水的離心泵不要讓其過熱，如果泵過熱會損壞泵?？傊鋮s水臨時中斷是不影響的，較長時間，裝置必須按正常停車停止運轉(zhuǎn)。7.6.8儀表空氣故障在儀表空氣出現(xiàn)故障時裝置應該停下來，所有控制放在手動，本裝置儀表空氣儲存量約維持30分鐘，另外，還有外供壓縮空氣可補充，所以裝置仍能維持運轉(zhuǎn)，如果在30分鐘以后或外供氣沒有的情況時，裝置按正常停車步驟停下來。8催化劑再生方案8.1準備工作在進行催化劑再生前，下列工作需準備就緒：1)檢修結(jié)束，并經(jīng)確認，氣密實驗檢查合格。2)公用工程投入使用，F(xiàn)G、SM、BF、鍋爐水可以使用。3)汽包FA-706投入使用，廢熱鍋爐水循環(huán)。4)下列位置裝盲板：反應器進料控制閥F-5012（或F-5201）下游截止閥（05PHC94－4）從重整來補充氫氣界區(qū)（400單元）（05PHC4－4）分離氣排放氣管線（05PHH10－4）反應系統(tǒng)通DHA管線5)拆除下列盲板：a)再生排放氣管線（05BV1－3）b)再生補充空氣管線（05VU2－3）拆除盲板后，通過排污閥吹凈可能集聚在管線中的水及垃圾。6)恢復大修所裝或拆盲板至正常開車狀態(tài)。7)調(diào)試和校正下列儀表：a)補充空氣流量儀（FRC-5013）量程范圍從（0～1500Nm3/h）校正到（0～750Nm3/h）b)再生原料控制儀（PIC-5009）量程范圍（0～10bar）c)校正反應器進出口溫度熱電偶（T-5004，T-5005，T-5056）8）安裝下列儀表：a反應器出口氧分析儀。量程范圍氧含量（0～5％），位置由FA－505頂移至反應器出口專用位置。b反應器進口溫度（壓縮機出口）氧分析儀量程范圍氧含量（0～5％），位置仍為S05/02采樣口。9）準備PH試紙，鉛桶一只，燒杯（或量筒）（0～1000ml）兩只。8.2再生過程未注入空氣前，過程如下：用氮氣將PIC-5009壓力升到3.5bar，在允許的條件下，將PIC-5009壓力升到低于工業(yè)空氣壓力的最高值，啟動壓縮機GB-501建立最大循環(huán)氣量。每小時一次，在循環(huán)氣管線最低點（EA-504A/B底部排污口）排水，并記錄排出的總水量，測定PH值。點燃加熱爐BA-501，反應器進口溫度以50℃/h的速率升到320℃，檢查分離器壓力，需要時補充氮氣。保持反應器進口溫度320℃，恒溫循環(huán)，使出口溫度接近320℃。燒焦過程反應器進出口溫度基本接近，恒溫320℃2小時，開始緩慢注入空氣，開始時打開控制閥附近的3/4球閥，注入空氣，催化劑開始燒焦，由于催化劑床層很大，出口溫度需1～2小時才會提高。密切觀察反應器進口氧含量，緩慢提高反應器進口氧含量至0～1％，每次增加空氣的時間不應小于1～2小時，并且反應器進出口溫差增加的速率必須小于10℃/h，溫差最大不得超過40℃。初次燃燒過去后，反應器進出口溫差接近0℃，開始緩慢提高反應器進口溫度，升溫速率每次不超過10℃，升溫前，進口氧含量退至0.1%。每次升溫后，氧含量從0.1%提到1％，直到進口溫度提至480℃。當反應器進口溫度達480℃，氧含量在1mol％,出口溫度稍低于進口溫度的狀態(tài)下，保持5小時，在升溫過程中，反應器出口溫度決不允許490℃。緩慢將反應器進口氧含量提高到3mol%，保持出口溫度低于進口溫度狀態(tài)2小時，當?shù)忘c排放無水出現(xiàn)時，催化劑燒焦結(jié)束。燒焦結(jié)束后，關閉補充空氣，以25℃/h的速率使反應器進口溫度降到400℃，再以50℃/h的速率降到150℃。壓縮機GB-501停車。記錄和檢查根據(jù)提供的運轉(zhuǎn)記錄表每小時抄表一次。每小時一次，在循環(huán)氣管線低點（FA-505、EA-504A/B）排水，并作好記錄。在氧分析儀每小時抄表一次。檢查科每四小時分別采樣一次，分析氧氣濃度，以確定在線分析儀是否正常，進出口CO，CO2分析8小時一次（一天兩次），排液處分析PH值，分析一天二次。8.3開車準備反應系統(tǒng)通過PIC-5009向大氣泄壓至0.5bar。下列位置裝盲板補充空氣管線（05VU2－3）再生氣體放到大氣的管線（05BV1－3）3）反應系統(tǒng)氮氣置換關閉反應系統(tǒng)（包括壓縮機系統(tǒng)）所有不能忍受負壓的壓力表和液位儀。用盲板（或閥門）隔絕壓縮機。將反應系統(tǒng)抽真空到小于130mmHg真空度。用氮氣打破真空，把壓力升到0.5bar。重復上述步驟，直至反應系統(tǒng)氮氣含量小于0.5mol%.把反應系統(tǒng)壓力升到0.5bar。4）拆除下列位置盲板進料管線（05PHC44－4）分離氣底部管線（05PHC4－4）補充氫氣管線（05PHH23－4）分離氣排放氣管線（05PHH10－4）5）進行反應系統(tǒng)氮氣和氫氣氣密試驗。9安全生產(chǎn)9.1儀表報警聯(lián)鎖及儀表位號一覽表見表6序位系統(tǒng)名稱量程設定值號號一次表二次表正常報警L1聯(lián)鎖L2值H1H21.FRC-5001.1FB-501到FA-504進料流量0-250mbar0-20m3/h15.82m3/h2.FRC-5001.2FB-501到DA-501進料流量0-250mbar0-20m3/h3.FI-5008BA-501燃料油供給流量0-6m3/h0-6m3/h4.FI-5009BA-501燃料油返回流量0-6m3/h0-6m3/h5.FI-5010BA-501燃料油流量0-250mbar0-1300Nm3/h912Nm3/h6.FRIAL1-COAL2-5011.1DA-501循環(huán)氫流量0-250mbar0-150000Nm3/h105918Nm3/h60000Nm3/h50000Nm3/h7.FIAL1-COAL2-5011.2DA-501循環(huán)氫流量0-250mbar0-150000Nm3/h105918Nm3/h60000Nm3/h50000Nm3/h8.FRCAL-5012歧化反應進料流量0-250mbar0-90（52.77）m3/h64.9（44.68）m3/h32m3/h9.FRC-5013歧化再生空氣流量0-250mbar0-1500Nm3/h1125Nm3/h10.FRC-5014FA-505去100單元分離氣量0-250mbar0-4500Nm3/h2620Nm3/h11.FRC-5015FA-505去700單元分離氣流量0-250mbar0-6000Nm3/h3270N0-250mbar12.FRC-5016鉑重整來補充氫流量0-250mbar0-7800Nm3/h5495Nm3/h13.FRC-5017汽提塔塔底液流量0-250mbar0-9085.55m3/h14.FI-5019BA-502燃料油供給流量0-4m3/h0-4m3/h15.FI-5020BA-502燃料油返回流量0-4m3/h0-4m3/h16.FI-5021BA-502燃料氣流量0-50mbar0-900Nm3/h642Nm3/h17.FRC-5022汽提塔塔頂液流量0-250mbar0-3.035m3/h2.6m3/h18.FRC-5023汽提塔塔頂回流流量0-250mbar0-70m3/h39.6m3/h19.FR-5024汽提塔回流罐尾氣排放流量0-250mbar0-1400Nm3/hNm3/h20.FI-5025歧化單元冷卻水流量0-250mbar0-400m3/h21.FI-5026歧化單元低壓蒸汽流量0-250mbar0-12500kg/h22.FI-5027歧化單元中壓蒸汽流量0-600mbar0-25000kg/h23.FI-5028歧化單元高壓蒸汽流量0-250mbar0-25000kg/h24.FRC－5029苯塔再沸器冷凝液流量0-160mbar0-15m3/h10.9m3/h25.FRC-5030苯塔塔底液抽出流量0-250mbar0-96.64m3/h54.9m3/h26.FRC-5032苯塔塔頂液抽出流量0-250mbar0-7.22m3/h5.95m3/h27.FRC-5033苯塔塔液回流流量0-250mbar0-65m3/h47.2m3/h28.FRC-5034甲苯塔再沸器蒸汽冷凝液流量0-160mbar0-20m3/h13.4m3/h29.FRCAL-5035甲苯塔塔底液抽出流量0-250mbar0-54.95m3/h45.52m3/h16m3/h30.FRC-5036甲苯塔塔頂液抽出流量0-250mbar0-38.27m3/h26.6m3/h31.FRC-5037甲苯塔塔頂回流流量0-250mbar0-60m3/h43m3/h32.FRC-5038二甲苯塔側(cè)線抽出流量0-250mbar0-18.83m3/h10.2m3/h33.FI-5039BA-503燃料油供給流量0-2.5m3/h0-2.5m3/h34.FI-5040BA-503燃料油返回流量0-2.5m3/h0-2.5m3/h35.FI-5041BA-503燃料燃料氣流量0-250mbar0-530Nm3/h376Nm3/h36.FRC-5042二甲苯塔塔底液抽出流量0-250mbar0-1.62m3/h1.4m3/h37.FRC-5043二甲苯塔塔頂液抽出流量0-250mbar0-31.45m3/h18.1m3/h38.FRC-5044二甲苯塔塔頂回流流量0-250mbar0-51.11m3/h33.8m3/h39.FRCAL1-5045.1BA-503進爐二組流量0-250mbar0-70m3/h56.44m3/h23m3/h40F1-COAL2-5045.2BA-503進爐二組流量0-250mbar0-70m3/h56.44m3/h20m3/h41.FICAL1-5046.1BA-503進爐一組流量0-250mbar0-70m3/h56.44m3/h23m3/h42.F1-COL2-5046.2BA-503進爐一組流量0-250mbar0-70m3/h56.44m3/h20m3/h43.FRCAL1-5047.1BA-502進爐一組流量0-600mbar0-125m3/h97.71m3/h38m3/h44.F1-COL2-5047.2BA-502進料一組流量0-600mbar0-125m3/h97.71m3/h28.5m3/h45.FRCAL1-5048.1BA-502進料二組流量0-600mbar0-125m3/h97.71m3/h38m3/h46.FRCAL1-5048.2BA-502進料二組流量0-600mbar0-125m3/h97.71m3/h28.5m3/h47.FI-5050GA-502苯回流流量0-250mbar0-20m3/h15.82m3/h48.FICAL-5051BA-501廢熱鍋爐循環(huán)水流量0-250mbar0～100m3/h45.1m3/h20m3/h49.FI-5052二甲苯分析采樣循環(huán)流量1.2-12m3/h50.F1AL-5053氫分析吹掃空氣流量20L/h51.FRC-5054800單元來C9A流量0-20.97m3/h18.07m3/h52.FRC-5201歧化反應進料流量0-52.77m3/h44.68m3/h53.FRC-5202DA-506塔底出裝置0-11.31m3/h8.83m3/h54.TRCAH-5004BA-501出口溫度Pt100300~600℃499℃505℃55.TRC-5010DA-502入口溫度NiCr-Ni50-250℃243℃55TRAH-5016BA-502出口溫度NiCr-Ni0~300℃243℃245℃56.TDRC-5026DA-5032＃與16＃塔板間溫差Pt1000-10℃4℃57.TDRC-5036DA-5052＃與16＃塔板間溫差Pt1000-50℃9℃58.TDRC-5046DA-50685＃塔板溫差Pt100150-250℃167℃56.TRAH-5051BA-503出口溫度NiCr-Ni0~300℃238℃240℃57.TRAH-5060BA-501煙道氣溫度NiCr-Ni0~600℃520℃58.TRAH-5061BA-502煙道氣溫度NiCr-Ni0~400℃300℃59.TRAH-5062BA-503煙道氣溫度NiCr-Ni0~400℃300℃60.TICAH-5066BA-501廢熱鍋爐蒸汽出口溫度NiCr-Ni200~400℃290℃320℃61.TIC-5067EC-511溫度62.TI-5068GB-501入口溫度Pt1003863.TIAH-5069BA-501出口溫度Pt10058℃90℃64.TIAL-5076500/700單元熱料油溫度NiCr-Ni0~250℃180℃150℃65.TIC-5077500單元蒸汽減濕器出口溫度100-250℃246℃66.TI-5003BA-501廢熱鍋爐蒸汽出口溫度290℃67.TI-5005BA-501出口溫度NiCr-Ni499℃68.TI-5006EC-503出口溫度NiCr-Ni50℃69.TI-5007EA-504出口溫度NiCr-Ni38℃70.TI-5008GB-501出口溫度NiCr-Ni58℃71.TI-5009DA-502出口溫度NiCr-Ni179℃72.TI-5011DA-502入口溫度NiCr-Ni234℃73.TI-5012EA-505出口溫度NiCr-Ni160℃74.TI-5013DA-501塔頂溫度NiCr-Ni142℃75,TI-5014DA-501塔底溫度NiCr-Ni234℃76.TI-5015BA-502出口溫度NiCr-Ni243℃77.TI-5018EC-507出口溫度NiCr-Ni50℃78.TI-5019EA-509出口溫度NiCr-Ni38℃79.TI-5023DA-503塔頂溫度NiCr-Ni80℃80.TI-5024DA-5032#塔板溫度NiCr-Ni85℃81.TI-5025DA-50312#塔板溫度NiCr-Ni86℃82.TI-5027DA-50316#塔板溫度NiCr-Ni88℃83.TI-5028DA-50320#塔板溫度NiCr-Ni90℃84.TI-5029DA-50341#塔板溫度NiCr-Ni128℃85.TI-5030DA-503塔底溫度NiCr-Ni140℃86.TI-5031EC-511出口溫度NiCr-Ni60℃88.TI-5032DA-505塔頂溫度NiCr-Ni115℃89.TI-5033DA-5052#塔盤溫度NiCr-Ni117℃90.TI-5034DA-50512#塔盤溫度NiCr-Ni122℃91.TI-5035DA-50516#塔盤溫度NiCr-Ni125℃92.TI-5037DA-50520#塔盤溫度NiCr-Ni132℃93.TI-5038DA-50542#塔盤溫度NiCr-Ni155℃94.TI-5039DA-505塔底溫度NiCr-Ni168℃95.TI-5040EC-514出口溫度NiCr-Ni100℃96.TI-5041GA-513A/B入口NiCr-Ni203℃97.TI-5042DA-506塔頂溫度NiCr-Ni143℃98.TI-5043DA-50610#塔盤溫度NiCr-Ni145℃99.TI-5044DA-50625#塔盤溫度NiCr-Ni148℃100.TI-5045DA-50650#塔盤溫度NiCr-Ni152℃101.TI-5047DA-50685#塔盤溫度NiCr-Ni167℃102.TI-5048DA-506100#塔盤溫度NiCr-Ni186℃103.TI-5049DA-506塔底溫度NiCr-Ni238℃104.TI-5050BA-503出口溫度NiCr-Ni238℃105.TI-5052EA-515出口溫度NiCr-Ni50℃106.TI-5053EA-518出口溫度NiCr-Ni40℃107.TI-5054EC-516出口溫度NiCr-Ni121℃108.TI-5055EA-512出口溫度NiCr-Ni40℃109.TI-5056DC-501出口溫度NiCr-Ni505℃110.TI-5057BA-501煙道氣溫度NiCr-Ni520℃111.TI-5058BA-502煙道氣溫度NiCr-Ni300℃112.TI-5059BA-503煙道氣溫度NiCr-Ni300℃113.TI-5063BA-503出口溫度NiCr-Ni238℃114.TI-5065BA-502出口溫度NiCr-Ni243℃115.TI-5073BA-501對流段溫度NiCr-Ni250℃116.TI-7074EA-502原料出口溫度NiCr-Ni200℃117.TI-5075EA-502反應物出口溫度NiCr-Ni136℃1