镇海-芳烃抽提装置改造及生产优化措施

镇海-芳烃抽提装置改造及生产优化措施 中国石化芳烃技术研讨会 芳烃抽提装置改造及生产优化措施 乔伟新 (中国石化镇海炼油化工股份有限公司) 摘要:本文简要介绍了镇海炼化公司芳烃抽提装臵在改善原料组成～优化生产 工况～扩能改造以及装臵安稳长运行等方面情况～并提出了装臵优化运行的一 些措施。 关键词:连续重整 芳烃抽提 改造 溶剂 1 装置概况 镇海炼化股份有限公司芳烃抽提装臵于1996年底建成投产～原设计规模为 4 4 40×10t/a,以抽提进料为基准,～与80×10t/a连续重整装臵相配套～主要由原料分馏、抽提、精馏、热载体四部分组成～采用UOP公司环丁砜抽提工艺技术～目标产品为四苯,苯、甲苯、二甲苯、邻二甲苯,。1999年装臵进行了局部改造～ 4 抽提处理量提高至48×10t/a,年开工时间8640小时,。2003年又进行了第二次 4 扩能改造～装臵规模进一步增至50×10t/a～生产工艺也从原来的“四苯” 流程 快递问题件怎么处理流程河南自建厂房流程下载关于规范招聘需求审批流程制作流程表下载邮件下载流程设计 改为“二苯”流程～目标产品为苯、甲苯。 芳烃抽提装臵自投产以来～在改善原料组成～优化生产工况～扩能改造消除瓶颈以及装臵安稳长运行等方面做了大量工作～截止2004年4月已累计产出四苯188万吨～创造了良好的经济效益。 2 优化原料，提高抽提进料的芳烃含量 芳烃抽提装臵与连续重整装臵相配套～抽提原料来源于重整汽油。因此要提高抽提进料中的芳烃含量～可以通过提高重整原料芳烃潜含量、提高重整转化率、优化上游工段分馏塔工况等手段来实现。 2.1 提高重整原料芳烃潜含量 重整原料的芳烃潜含量主要受到上游常减压装臵加工原油性质和重整装臵原料预处理单元汽提塔馏份切割的影响。 ,1,原油油性对重整芳潜的影响。目前～我公司的重整料主要由直馏石脑油和加氢裂化重石脑油构成～其中直馏石脑油包括?套常减压常顶油、?套常减压初常顶油、?套常减压常顶一级油及重石脑油。可见～重整料芳烃潜含量的高低主要取决于一次加工装臵原油的性质。我们对重整料的芳潜进行了长期的跟踪考察～收集了大量第一手资料～发现不同原油加工所得重整料的芳潜存在很大差异。公司有关部门根据不同原油加工评价数据～超前预测～大力做好不同油种原油的调和、掺炼工作。经统计～2001，2003年我公司重整进料的平均芳潜分别达到40.96%、41.86%、43.01%～确保了高芳潜优质重整料的稳定供应。此外～加氢裂化重石脑油也具有高芳潜的特性～平均芳潜一般在50%以上～而且硫及其它杂质含量低～是非常理想的连续重整原料～目前我公司加裂重石产量约20吨/时～直供两套连续重整装臵～约占重整进料总量的8%。 182 芳烃抽提装置改造及生产优化措施 表1 部分原油加工所得重整料的芳潜考察 重整料馏程控制原油品种 重整料产出部位 重整料芳潜,%, HK，KK,?, 48% 科莱 ?常顶 43，172 45% 伊轻 ?常顶 36，179 44% 卡宾达 ?常顶 40，171 40% 杰索拉 ?常顶 29，160 33.08% 希巴 ?常顶 28，160 53% 胜利:奥嘟嘟 ?常顶 48，176 35.31% 胜利:盖瑞盖,3:1, ?常顶 30，159 37.88% 胜利:马杜里,2.3:1, ?常顶 33，154 48% 胜利:葵吐 ?常顶 38，164 48.22% 流化 ?常初常顶 40，177 64% 锡瑞 ?常常顶一级 88，172 42% 锡瑞 ?常重石 43，160 32.97% 乌拉尔轻 ?常常顶一级、重石 43，155 38.03% 伊轻:梅萨,1:1, ?常常顶一级 47，158 31.52% 伊轻:梅萨,1:1, ?常重石 58，164 38% 伊轻:沙中 ?常常顶一级 54，165 27% 伊轻:沙中 ?常重石 39，170 ,2,汽提塔馏分切割对重整进料芳潜的影响。催化重整在生产芳烃时一般用60，145?馏分,生产BTX,作重整原料～并且要求C6以上的环烷烃含量尽可能高一些。由于C5以下组分及C6馏分中沸点较低的异己烷和正己烷经过重整反应后不能转化为芳烃组分～因此在原料预处理单元中应尽可能将其分离掉～这样不仅可以提高重整进料的芳烃潜含量～而且也相对提高了重整单元的有效负荷。目前～我公司连续重整进料,指汽提塔底精制油,的初馏点,HK,一般控制在75，82?之间～干点,KK,一般控制在155，170?之间。 183 中国石化芳烃技术研讨会 图1 抽提原料生产流程示意图(四苯生产方案) 图2 抽提原料生产流程示意图(二苯生产方案) 2.2 提高重整转化率 在相同的重整进料芳潜情况下～重整转化率越高则重整汽油所含芳烃量也就越高～对芳烃抽提装臵增产四苯是有利的。 通过提高重整的反应苛刻度～可以提高重整反应的转化率。而反应苛刻度的提高～主要通过提高反应温度、降低反应压力、降低空速来实现。1999年重整先进控制系统顺利投用～为重整装臵在高苛刻度下的平稳优化运行提供了保障。经对比 分析 定性数据统计分析pdf销售业绩分析模板建筑结构震害分析销售进度分析表京东商城竞争战略分析 ～自重整装臵投用先进控制技术后～在原料性质、装臵进料量、反应压力基本接近的情况下～重整反应温度提高约4?～氢油摩尔比大幅下降～ 184 芳烃抽提装置改造及生产优化措施 总温降明显上升～说明在重整处于高苛刻度情况下～先进控制技术对优化重整反应工况具有较好效果。 2.3 优化分馏塔工况～提高抽提进料的芳烃含量 ,1,严格控制脱己烷油中的苯含量。脱己烷塔顶拔出的是己烷及以下馏分～塔底脱己烷油则作为脱庚烷塔的进料。由于脱庚烷塔顶C7馏分并非全部进抽提～其中一部分直接作为高辛烷值汽油调合组分～因此脱己烷塔底油,脱己烷油,中携带的苯含量偏高～不仅会损失部分苯馏分～而且会使汽油中的苯含量上升～不符合清洁燃料生产要求。实际操作中～我们把脱己烷塔底温度从138?提高到142?～塔顶灵敏板温度稳定在88?左右～可以使塔顶拔出量提高约3个百分点～脱己烷油中的苯含量从原来的2.0%下降至0.5%以下～从而减少了苯馏分的无端流失。 ,2,提高脱戊烷塔顶的拔出量。脱戊烷塔的作用是将己烷馏分中的C5组分从塔顶除去～塔底苯馏分则作为抽提进料。日常操作中～我们在满足戊烷油质量指标合格的前提下～通过提高脱戊烷塔底温度～控制较高的灵敏板温度～增加塔顶拔出量～从而使塔底苯馏分的纯度提高了约5个百分点～达到25%以上。虽然塔顶戊烷油中会携带走部分苯馏分～但在目前公司苯馏分总量富余、芳烃抽提装臵产苯能力有限的情况下～上述措施有利于提高抽提进料的总芳含量及装臵有效负荷。 ,3,提高脱辛烷塔顶C8馏分的纯度。在四苯生产流程下～C8馏分占抽提进 料总量的45%左右～因此我们在操作中大力优化脱辛烷塔的操作～合理控制塔顶灵敏板温度和塔底侧线抽出量～保证塔顶C8馏分中的二甲苯含量在95%以上,同时塔底侧线抽出油中C8A含量要求控制在8.0%以内,～从而极大地提高了抽提进料的总芳含量。 表2 芳烃抽提原料芳烃含量数据(二苯生产方案) 实际芳含数据 设计项目 单位 指标 2003.9 2003.10 2003.11 2003.12 2004.1 2004.2 2004.3 平均 抽提进m% 45.57 51.17 53.87 48.66 47.90 49.26 48.97 48.65 49.77 料芳含 3 扩能改造，消除瓶颈，提高抽提处理能力 3.1 实施装置扩能改造 增产四苯的另一关键是提高抽提进料量。我公司利用1999年和2003年装臵大修的机会～对芳烃抽提装臵先后进行了两次扩能改造～抽提装臵年处理能力从最初的40万吨增至50万吨～小时抽提进料量从50吨/时提高至58吨/时～装臵负荷提高了16%。 ,1,1999年4月第一次扩能改造。此次改造的主要内容有:一是抽提单元的汽提塔塔盘全部更换成双流条形浮阀～使汽提塔操作弹性增加～消除了瓶颈,二是增设了C7馏分进抽提原料缓冲罐的跨线,此前大部分C7馏分作为汽油调合组分出装臵,～使甲苯产量有了明显提高,三是增加C8馏分直接进精馏单元 185 中国石化芳烃技术研讨会 处理的流程～从而大大增强装臵操作的灵活性～在抽提进料不变的情况下达到多产二甲苯、邻二甲苯之目的。经过改造～抽提进料的芳烃含量从原来的50%上升至70%～装臵设计年处理能力从40万吨增至48万吨～设计年四苯产量从27.88万吨增至33.74万吨～特别是甲苯设计产能从1.224万吨/年骤升至5.4万吨/年～四苯收率,相对于重整进料,从34.62%上升至41.9%。 ,2,2003年6月～随着公司100万吨/年连续重整和PX新装臵的建成投产～芳烃抽提装臵进行了第二次改造～装臵负荷进一步提升至50万吨/年。主要改造内容有:一是根据苯、甲苯“二苯”生产流程的特点～停用了由热载体加热炉和二甲苯重沸炉组成的“二合一炉”～装臵热源改由3.5Mpa蒸汽提供～相应增加了一套中压蒸汽减温减压系统～同时还停用了脱辛烷塔、二甲苯塔、邻二甲苯塔及相关动静设备。二是将抽提塔筛孔塔盘开孔率由原来的5.95%改为7%,非芳烃水洗塔大筛孔塔盘的开孔率由0.2%改为0.4%,汽提塔塔盘更换为ADV浮阀高效塔盘～开孔率维持不变,塔顶5.3%、塔底6.08%,～每层塔盘增设鼓泡促进器,苯塔塔盘也全部改用ADV浮阀高效塔盘～开孔率由原来的13.2%增至17.8%～且增设塔盘鼓泡促进器。2003年9月～我们对装臵进行了改造后的首次标定～结果表明装臵主要技术经济指标均达到设计要求～产品质量符合优级品 标准 excel标准偏差excel标准偏差函数exl标准差函数国标检验抽样标准表免费下载红头文件格式标准下载 。虽然改造后的抽提进料组分变轻～芳含量仅在50%左右～但由于抽提进料量得到提升～实际的苯、甲苯日均产量仍达到700吨以上。有关2003年改造后装臵的操作参数、物流分析数据及物料平衡情况具体参见表3、表4、表5、表6所列。 表3 抽提进料性质 油品名称 抽提进料 设计原料设计原料实际组成 一二项目 23/9/03 25/9/03 28/9/03 3 774.8 密度 kg/m 54.43 50.59 48.18 49.52 47.46 非芳～%,m/m, 17.65 15.11 13.45 16.38 17.25 苯～%,m/m, 27.88 34.28 36.79 34.07 35.25 甲苯～%,m/m, 组 0.30 0.01 0.01 乙基苯～%,m/m, 成 0.11 0.01 0.03 对二甲苯～%,m/m, 分 0.17 0.01 0.00 间二甲苯～%,m/m, 0.03 0.04 析 0.99 0.00 0.00 邻二甲苯～%,m/m, 0.01 0.00 0.00 CA～%,m/m, 9 0.00 0.00 0.00 C+A～%,m/m, 10 99.99 100.02 100.0 100.0 100.0 合计～%,m/m, 10.40 溴价 gBr/100g 硫含量 ppm ,0.5 0.6 总氯 ppm 186 芳烃抽提装置改造及生产优化措施 表4 装置主要操作参数 时间 23/9/03 25/9/03 28/9/03 设计条件 项目 58039 57920 58000 57980 进料量 kg/h 3.47 2.50 2.49 2.48 主溶剂比,对进料, 0.30 0.35 0.37 0.37 反洗比,对进料, 抽提 塔 88 84 84 84 塔顶温度 ? 70 59 59 59 塔底温度 ? 0.48 0.52 0.52 0.52 塔顶压力 MPa 0.25 0.22 0.35 0.34 非芳循环比(对产品) 非芳 0.095 0.16 0.16 0.16 烃水水洗水比,对产品, 洗塔 0.21 0.20 0.22 0.28 返洗水比,对产品, 18228 20200 21540 21500 塔顶拔出量 kg/h 汽提164 155 157 156 塔底温度 ? 塔 0.06 0.06 0.07 0.07 塔顶压力 MPa 0.54 0.35 0.35 0.33 回流比(对产品) 0.003 0.017 0.014 0.012 汽提水比(对贫溶剂) 回收 塔 171 174 173 174 塔底温度 ? 0.043 0.043 0.044 0.044 塔顶压力 MPa(ABS) 3.72 6.23 6.06 6.06 进料量 kg/h 水汽 提塔 123 119 120 121 塔底温度 ? 200 190 190 191 入塔温度 ? 白土 塔 2.36 2.31 2.28 2.35 出塔压力 MPa 45000 56350 56040 55910 塔顶回流量 kg/h 1.57 1.96 1.90 1.90 回流比(对进料) 苯塔 137 132 132 132 塔底温度 ? 0.06 0.04 0.04 0.04 塔顶压力 MPa 38000 27270 26240 20480 塔顶回流量 kg/h 1.91 1.30 1.31 1.04 回流比(对进料) 甲苯 148 158 158 158 塔 塔底温度 ? 0.06 0.03 0.03 0.03 塔顶压力 MPa 187 中国石化芳烃技术研讨会 表5 装置物料平衡 设计值 实际值 装臵物流名称 流量 收率 流量 收率 单元 t/h t/d % t/h t/d % 进料: 30.58 733.95 52.69 30.49 731.68 52.60 苯馏分 27.46 658.99 47.31 27.47 659.42 47.40 C7馏分 58.04 1392.64 100.00 57.96 1391.10 100.00 小计: 抽提 部分 出料: 29.37 704.88 50.59 28.80 691.27 49.69 非芳烃 28.67 688.06 49.41 29.16 699.83 50.31 芳烃 58.04 1392.64 100.00 57.96 1391.10 100.00 小计: 进料: 28.67 688.06 100.00 29.16 699.83 100.00 芳烃 出料: 精馏8.76 210.28 30.56 8.73 209.43 29.92 苯 部分 19.87 476.78 69.29 20.30 487.27 69.63 甲苯 0.042 1.00 0.15 0.13 3.13 0.45 重芳烃 28.67 688.06 100.00 29.16 699.83 100.00 小计: 表6 产品质量分析数据 23/9/03 24/9/03 26/9/03 项目 单位 3 669.9 kg/m密度 gBr/100g 19.69 溴价 水洗后 %(m/m) 6 8 7 抽余油 溶剂含量 %(m/m) 98.74 99.92 99.94 纯度 3kg/m 867.7 868.4 869.0 密度 ppm 溶剂含量 ,1 ,1 ,1 %(m/m) 0.13 0.09 0.15 非芳含量 抽提芳 gBr/100g 0.28 0.32 0.26 烃 溴价 ppm 总氯 ,0.5 ppm 硫 ,0.5 3kg/m 878.9 878.9 878.9 密度 79.8 79.8 79.8 初馏点 ? 80.13 80.13 80.15 苯 终馏点 ? 酸洗比色 ,1# ,1# ,1# 5.49 5.49 5.48 结晶点 ? 3kg/m 867.0 867.0 867.0 密度 酸洗比色 ,1# ,1# ,1# ppm 100 100 100 甲苯 非芳烃含量 ppm 苯含量 ,100 ppm C8芳烃含量 ,100 188 芳烃抽提装置改造及生产优化措施 23/9/03 24/9/03 26/9/03 项目 单位 9.77 PH值 %(m/m) 0.09 溶剂含量 3.2 优化抽提塔操作 随着装臵负荷的逐年提升～抽提塔底贫富溶剂换热器,E701,壳程压降也出现上升趋势～尤其是在E701壳程粘附大量老化溶剂导致结垢等因素的共同作用下～2002年上半年曾出现E701A、B、C三台换热器壳程总压降高达0.65Mpa的异常现象～比正常时高出0.25Mpa～严重制约了抽提塔底富溶剂的外排。经过不断的操作摸索～我们打破常规～把抽提塔的实际操作压力从原来的0.48Mpa提高至0.6Mpa,塔顶安全阀定压为0.76 Mpa,～以增加动力差压～从而在一定程度上克服了换热器壳程阻力降偏大对塔底富溶剂外排造成的不利影响。在2003年6月装臵大修期间～我们将贫富溶剂换热器壳程直径从900 mm放大至1000mm～并更换了新管束～从而彻底消除了壳程压降偏高的问题～目前抽提塔操作压力基本稳定在0.52Mpa～已恢复至正常水平。鉴于装臵生产进入后期时容易出现抽提塔底管路及换热器压降上升的事实～我们认为在保证芳烃回收率及抽芳质量的前提下～可以采取适当降低抽提溶剂比、采用较低的抽提反洗比等手段～可以在抽提塔底排量受到限制的情况下～通过增加抽提塔底富溶剂的烃负荷来变相提高抽提进料量～从而确保抽芳产量不降低。经测算～我公司芳烃抽提装臵四苯生产流程下的抽提塔主溶剂比一般为3.5:1,塔底烃负荷约22%～二苯生产流程时抽提塔主溶剂比为2.5:1～塔底烃负荷约25%～均处于相对较高的水平。 4 加强溶剂系统维护，确保装置平稳长周期运行 我公司芳烃抽提装臵环丁砜溶剂一次装入量300吨～设计溶剂单耗为0.121 Kg/t,对抽提进料,～年用量约50吨。该装臵使用的第一批溶剂为进口菲利浦环丁砜溶剂～1998年下半年开始改用锦州石化公司生产的国产溶剂。根据2003年9月芳烃装臵标定 报告 软件系统测试报告下载sgs报告如何下载关于路面塌陷情况报告535n,sgs报告怎么下载竣工报告下载 ～目前实际的溶剂单耗为0.0775 Kg/t～仅为设计值的64%。 4.1 溶剂系统运行情况及腐蚀原因分析 溶剂可以说是芳烃抽提装臵的“血液”～系统溶剂质量的好坏直接关系到装臵的长周期生产。自装臵97年投产以来～溶剂系统的运行状况总体良好～但实际生产中也发生过溶剂系统换热器管束泄漏等异常现象～其中大多与溶剂腐蚀有关。经统计～发生泄漏最多的是溶剂再生塔重沸器～共泄漏七次之多。分析泄漏原因～一方面是再生塔本身存在设计缺陷～塔体及内件震动很大～重沸器管束和管板长时间相互碰撞而磨穿,另一方面是再生塔底以老化溶剂居多～酸值高～特别是氯含量相对富集～换热器管束长时间浸泡在塔底液中～导致管束腐蚀穿孔泄漏。此外～溶剂系统还出现溶剂回收塔重沸器管束断裂两次～水汽提塔换热器管束泄漏一次～贫富溶剂换热器壳程因粘附老化溶剂而压降上升～贫溶剂过滤器频繁清洗以及在历次装臵大修时均发现汽提塔、回收塔塔盘存在腐蚀剥落、塔壁起皮、塔内铁锈及残渣较多等现象～说明溶剂系统的腐蚀在整个抽提系统内普遍存在。 我们认为～除设备本身因素外～环丁砜在运行过程中降解生成的磺酸、磺酸 189 中国石化芳烃技术研讨会 铁盐等酸性衍生物是造成设备腐蚀、结垢的主要原因。 4.2 降低溶剂系统腐蚀的有效措施 针对溶剂系统的运行特点～我们在生产实践中不断总结经验教训～采取了一些行之有效的措施来防止或减少环丁砜溶剂的降解速度～遏制设备腐蚀。 ,1,装臵开工过程中认真做好负压系统的氮气气密和抽真空试验。活性氧的存在会加速环丁砜溶剂的老化降解～而溶剂系统漏氧最可能发生在回收塔负压部分～因此我们在历次装臵开工时都坚持“抽真空试验合格方能开工”这一原则不动摇。正是负压系统良好的气密性～正常生产时才有效防止了空气的漏入。多年来～除装臵开工初期和再生塔卸老化溶剂后恢复投用时需短时间开抽空器外～正常生产时基本上不用开抽空器～也能维持回收塔良好的真空度。 ,2,严格控制加热蒸汽温度～防止溶剂局部过热。常压下环丁砜的沸点温度为287?～其分解温度200?～实际操作中汽提塔、回收塔塔底温度控制在160，178?之间～且处于负压操作状态～ 一般不会造成溶剂分解。塔底重沸器以2.76Mpa蒸汽为热源～虽然其温度一般在232?左右～但在塔底液位过低时重沸器管束附近因局部过热容易引发溶剂老化分解。2003年6月装臵改造成“二苯”流程后～汽提塔、回收塔的操作温度均下降了约5?～给进一步降低加热介质温度创造了条件。目前～装臵内供溶剂系统加热用的2.76Mpa蒸汽温度一般稳定在227?～有效缓解了管束表面溶剂过热分解现象。 ,3,控制合理的溶剂PH值。一般而言PH值越低溶剂降解越快～根据UOP提供的资料～环丁砜溶剂PH值应控制在5.5，6.0之间～但我们在实际操作中发现此时溶剂系统的腐蚀并未得到有效控制～甚至在大量加入单乙醇胺情况下溶剂PH值仍呈持续下降态势～说明系统溶剂仍在不断降解生成酸性物质。1999年我们开始尝试把PH控制值提高到7，8之间～2001年后要求PH控制在8，9范围内～在遏制溶剂酸性降解方面取得了非常理想的效果。随着PH值的提高～单乙醇胺消耗量开始逐年下降～2002年仅消耗200公斤～2003年7月装臵检修改造后除开工初期加入约30公斤外～基本上不用向系统添加单乙醇胺～而系统溶剂PH值始终保持在8.0，8.5之间～且溶剂各项性能良好～色泽与新鲜溶剂相当。 ,4,开好溶剂再生塔～定期排放老化溶剂。溶剂再生塔可除去大部分的溶剂降解物～如果再生塔长时间运行不正常～系统溶剂得不到及时再生而颜色变深～质量下降。实际生产中～我们采用双螺栓固定或焊接固定的方法～有效解决了以往再生塔顶破沫网经常性掉落的问题,控制好再生汽提汽量和再生塔底温度～防止再生塔超负荷而将老化溶剂携带至回收塔,老化溶剂排放间隔时间从原来的半年一次增加至一月一排放～每次老化溶剂排放量约2吨～不仅可以迅速清除溶剂降解物～而且可以将富集于老化溶剂中的“氯”及时臵换出系统～使系统溶剂的氯含量常年保持在20 PPM以下～从而大大减轻对设备的氯腐蚀。 ,5,对溶剂系统进行酸洗。2003年6月～我们利用装臵停工检修的机会～对溶剂回收塔塔盘及溶剂管线进行了酸洗～因装臵改造需要还全部更换了抽提塔、汽提塔、非芳水洗塔塔盘～因此整个溶剂系统比较干净。装臵开工后～贫溶 190 芳烃抽提装置改造及生产优化措施 剂过滤器差压上升速度明显减缓～切换清洗次数大为减少。我们还在抽提进料泵出口管路上增设了二组精度为120目的过滤器～从源头上防止杂质被带入溶剂系统。目前～抽提进料过滤器基本上十天一清～贫溶剂过滤器约半月一次。 表7 历年来贫溶剂物性参数对比 项目 单位 1997年 2000年 2002年 2003年 2004年 3kg/m 1255.0 1257.0 1250.0 1265 1263.1 密度 5.24 7.30 7.47 8.26 8.36 PH值 贫 %(m/m) 0.7 0.9 0.8 0.8 0.8 溶水含量 剂 %(m/m) 0.43 0.70 0.59 0.44 0.01 烃含量 ppm 13.5 42 25 16 10 总氯 注:2004年贫溶剂物性数据取自二苯生产流程。 5 结束语 多年来～我们不断摸索并应用一些好的操作、管理经验～特别是在改善原料组成、优化工况、扩能改造消除瓶颈、搞好日常生产管理杜绝装臵非计划停工等方面的持续努力～我公司芳烃抽提装臵的实际处理能力、产品收率、产品质量、装臵能耗及辅助材料消耗等主要技术经济指标均达到甚至优于设计指标～装臵运行总体良好。 目前装臵运行过程中也存在一些难点问题～如2003年6月装臵改造成“二 苯”流程后～发现抽芳带水现象比改造前要严重～对后续精馏单元白土使用寿命有不利影响。由于改造后抽芳的主要成分是苯、甲苯～按照有关资料苯—水、环己烷—水形成共沸物的温度分别是69.3?、68.95?～而实际冷后温度一般控制在55?以内～形成油水共沸物的条件不具备～我们曾怀疑是抽芳中携带的烯烃在起作用～但缺乏理论依据。装臵改造后出现的另一个问题是新增的以中低压蒸汽为热源的换热器管束频繁泄漏～这部分换热器原来的热源是热载体或二甲苯～改造后管束大部分利旧～造成泄漏的原因可能与管束型号及管束制造工艺不符合蒸汽介质的特殊要求有关～希望能了解到其他单位在这方面的具体经验。 191