1、歧化及烷基轉移單元和BT分餾單元培訓教材天津石化公司二十萬噸聚酯裝置大芳烴籌備組1998·10 第一節 概述本裝置包括兩個部分：即歧化和烷基轉移部分和苯-甲苯分餾部分。歧化及烷基轉移的主要目的是將芳烴聯合裝置中的甲苯和混合C9芳烴，在一定的溫度、壓力和臨氫條件下，催化轉變為苯、C8混合芳烴和少量C10芳烴。正是由于這樣，才使芳烴聯合裝置的目的產品PX增產一倍以上，同時生產了大量的苯。歧化及烷基轉移單元的原料來源：甲苯主要來自苯-甲苯分餾部分的甲苯塔頂，另有少量粗甲苯來自吸附分離單元的成品塔頂；混合C9芳烴來自二甲苯分餾單元的重芳烴塔頂。反應后的產物除去輕餾份后，再送到苯-甲苯分餾部分

2、的苯塔，分離出的苯作為產品外送，甲苯作為歧化及烷基轉移單元的循環進料，其余C8餾份送到二甲苯分餾單元。A）歧化及烷基轉移部分的設計處理能力為55.62萬噸/年,其中：甲苯塔頂物： 30.77萬噸/年成品塔頂粗甲苯（自吸附分離單元）： 0.53 萬噸/年C9芳烴： 24.32萬噸/年B）苯-甲苯分餾部分的設計處理能力為70.11萬噸，其中：環丁砜抽出液 ： 18.32萬噸/年歧化汽提塔底液： 51.79萬噸/年第二節工藝原理1、反應部分：歧化及烷基轉移工藝最基本的反應是甲基芳烴化合物中甲基進行烷基轉移，把不太需要的芳烴轉化為更需要的芳烴。一般情況下是將甲苯或甲苯與其它甲基芳烴的混合物轉化為苯和二

3、甲苯。（見圖 1 ）如果混合進料是由甲苯和甲基芳烴組成，那么反應后的產品組成是進料中甲基數與苯環數之比的函數，理論上如果混合進料中有50%的甲苯和50%的三甲苯（分子比），即甲基與苯環之比為2，可使二甲苯的產量最大。（見圖 2）在歧化進料中也有下列化合物，乙基苯、丙基苯、丁基苯和非芳烴等，其中大多數烷基苯被脫烷基而生成苯，飽和烴被裂解為輕組份。一般要對進料中的飽和烴和雙環、雜環烴加以限制，因為前者加氫裂解會使操作強度加大，后者會使催化劑活性降低。一般說來，歧化及烷基轉移反應向著苯和甲基芳烴趨向平衡分布的方向進行。如果進料全部由甲基芳烴組成，就可較容易的估算這個平衡組成，當有其它烷基存在時，反應

4、就比較復雜：這些烷基一部分進行脫烷基，另一部分與其它的甲基芳烴以及更重的烷基芳烴進行烷基轉移。丙基及更重的烷基幾乎全部脫掉，有的還進一步裂解為更輕的烷基。乙基除發生脫烷基外，也發生裂解和烷基轉移，甲基比較穩定，只有少量脫烷基。（見圖3）隨著歧化及烷基轉移進料中C9A的增加，苯的產率下降，C8A的產率增加，但苯C8A的產量卻下降，產物的組成更加復雜；（見圖 4 ）若要達到同樣的反應結果就需要高的反應溫度，此時氫耗量增加，循環氫純度下降；C9A的增加還對預期的苯產品質量有一定的關系；（見圖 5 ）甲苯和三甲苯是增產C8A的最理想原料。從理論上看，純甲苯進料可達到59%的單程轉化率，但是實際上，如果

5、轉化率高于40%就會導致副反應增加，選擇性降低，催化劑的活性下降很快。對于甲苯和C9A的混合進料，轉化率也應限制在40%左右。盡管烷基轉移不可能一直進行到平衡為止，但在反應中得到的三個二甲苯是互相平衡的，而進料中乙基所產生的乙苯量是很少的，因此在產物中乙苯的濃度是遠遠沒有平衡的。2、精餾部分：精餾是分離液體混合物的一種方法。由于混合物各組份的沸點不同，在受熱時，低沸點的組份優先汽化，冷凝時高沸點的組份優先被冷凝。這樣混合物在精餾塔的塔盤上進行多次汽化和冷凝，最后在塔頂得到較純的低沸點物，在塔底得到較純的高沸點物，從而達到分離的目的。第三節 工藝流程說明歧化及烷基轉移單元分為反應和分餾兩個部分。

6、歧化及烷基轉移反應部分的原料甲苯主要來自苯-甲苯分餾部分的C-553甲苯塔頂，另有少量的粗甲苯來自吸附分離單元的C-604成品塔頂；C9芳烴來自二甲苯分餾單元的C-403重芳烴塔頂。本裝置未反應的甲苯和C9芳烴經處理后循環使用。甲苯和C9芳烴進入歧化及烷基轉移進料緩沖罐D-501混合后，泵送至進料換熱器E-501前，與循環氫氣混合，再進入換熱器與反應器出料換熱，然后經反應器進料加熱爐F-501加熱至所需溫度后進入反應器R-501。反應產物經空冷器A-501、水冷器E-502冷卻后進入反應產物分離罐D-502。在此分離出的氣相為富氫氣體，大部分經循環氣壓縮機K-501增壓后與補充氫混合，匯入液體

7、進料里循環使用，另一部分去燃料氣系統或與補充氫混合后去異構化裝置；補充的氫氣，由重整裝置引入, 一部分去異構化裝置，另一部分先進入歧化單元的增壓壓縮機吸入罐D-504，經增壓壓縮機K-502增壓后匯入循環氣中。歧化產物分離罐D-502底的液態烴經E-503后送入汽提塔C-501，汽提塔頂回流罐D-503中分離出的液態輕餾份送到重整裝置的脫戊烷塔C-201，氣體送入燃料系統，汽提塔底物進入苯-甲苯分餾部分。歧化汽提塔的熱源一部分來自歧化進料加熱爐的對流段，另一部分來自二甲苯塔C-402底的C9A熱物流。歧化汽提塔C-501底物與抽提裝置來的抽出物混合后，作為苯-甲苯分餾部分白土塔C-551的進料

8、，在白土塔進料換熱器E-551中換熱并經E-552蒸汽進一步加熱后，進入白土塔。物料在白土塔中脫掉微量的烯烴后，送入苯塔C-552。產品苯從苯塔側線采出（位置在塔頂的第5塊塔盤），經苯產品冷卻器E-554冷卻后送入苯檢查罐T-552，檢驗合格后送出裝置。苯塔的拔頂苯中含有輕質非芳烴，作為苯塔的回流，小股拔頂苯送到抽提裝置汽提塔C-303頂的空冷器A-301入口管線，冷卻后隨返洗液進入抽提塔C-301。苯塔塔底物料送到甲苯塔C-553，甲苯塔頂分離出甲苯，一部分作為回流，一部分作為歧化及烷基轉移部分的原料；甲苯塔底物送到二甲苯分餾單元的二甲苯塔C-402。 第四節 主要工藝參數及工藝指標影響歧化

9、反應的工藝參數主要有溫度、壓力、氫烴比、氫純度、空速、催化劑毒物等，簡要說明如下：1、 溫度：反應溫度是控制轉化率的主要參數，通過調整反應溫度來維持特定的轉化率。溫度升高，轉化率增加，但同時副反應也增加、反應的選擇性下降、收率降低；隨著反應周期的延長，催化劑上的積碳增多，造成催化劑的活性降低，但為了維持相同的轉化率，此時就必須不斷提高反應溫度。一般說來，單程轉化率控制在4050%(分子)之間，為確保較好的選擇性，實際控制轉化率在4243%。值得注意的是：在實際生產中有時會發現轉化率有所下降，但這不一定是催化劑活性下降造成的，例如，可能是由于分析方法的改變，測量不精確引起的。所以在未確定是催化劑

10、失活之前，不要輕易調節反應溫度。歧化反應器的溫度通?？烧{節范圍在386430之間為好。2、 壓力、氫烴比、氫純度：A） 歧化反應器的入口設計壓力為3.0Mpa(g)，雖然壓力對歧化及烷基轉移反應有一定的影響,但壓力是由設計決定的，實際操作中不作為調節參數。B）歧化及烷基轉移反應需要在臨氫條件下進行，氫氣的作用如下： 烷基轉移反應主要受氫分壓的影響，氫分壓低，反應速度降低；氫分壓升高，反應速度加快。 氫分壓降低，還會使催化劑上的積碳速度增加，容易使催化劑的活性下降。為了防止催化劑上的積碳速度加快，在操作中要使反應器進料的氫烴比保持在等于或大于設計值，在設備的允許范圍內，增加氫烴比沒有害處。但是氫

11、烴比也不能太高，因為不僅會使動力消耗過大，而且會造成反應接觸時間縮短，轉化率降低。當然，壓力或氫烴比的一般變化不會造成催化劑的活性和單程轉化率的明顯變化。本單元設計的氫烴比為6：1（分子比）。氫分壓、氫烴比和氫純度之間的關系：P×(H2/HC)PH2=- (1+H2/HC)×1/YH2注：P：系統總壓H2：循環氣中氫氣的流量（分子）HC：反應器混合進料流量（分子）PH：氫分壓YH2：2氫純度H2/HC：氫烴比增加氫烴比的方法：提高循環壓縮機負荷保持壓縮機負荷不變情況下減少混合進料增加產品分離罐壓力，使氣體循環量增大增加循環氫的純度在不改變其它操作條件時，下列情況會使氫烴比下

12、降：循環氣中的氫含量下降反應系統壓降增加壓縮機的效率下降C) 氫純度：如果循環氣中飽和烴的含量達到一定的濃度會降低歧化及烷基轉移反應的轉化率，因此循環氣中氫的純度不應低于80%（mol）。當加工C9A含量高的原料時，由于丙基和少量乙基發生脫烷基反應，從而使循環氣中的輕質飽和烴的量增多，此時應適當增加反應系統FIC-5005的排放量，并補充更多來自重整的新鮮氫氣，以保證歧化及烷基轉移循環氫的純度不低于80%（mol）。3、 重時空速（WHSV）： 每小時進料（液態）的噸數WHSV = 反應器內裝填的催化劑噸數歧化反應器設計的重時空速WHSV為1.4h1 ( 相當于液時空速LHSV為1.05),在

13、其它條件不變的情況下，WHSV小，表示進料量少、反應的接觸時間長，轉化率高；WHSV大，情況正好相反。當轉化率的要求一定時，較低的空速通常要求相應低的反應溫度。反之亦然。4、 催化劑的毒物：進料中下列化合物如果超過一定的含量，就會使催化劑發生中毒或活性降低：A) 飽和烴：進入歧化及烷基轉移裝置的飽和烴有兩類：一類是隨甲苯進來的C7、C8，另一類是隨C9A近來的C10、C11。飽和烴雖然不會使催化劑中毒，但會降低催化劑的活性。為了補償催化劑活性的降低，就需要提高反應溫度，以保證轉化率不變。例如，在混合進料中若存在1%的飽和烴，就需要將反應溫度提高4。另外如果飽和烴發生不完全裂解，殘余的飽和烴會影

14、響產品質量。在脫烷基或裂解中產生的輕飽和烴很容易在歧化汽提塔頂除去，但重的飽和烴卻不能用簡單的分餾方法脫除，例如C7飽和烴會出現在苯產品中，使苯的凝固點下降。B) 茚滿：茚滿是由C9A原料帶入的，其中也可能帶入少量的茚。茚滿對催化劑的危害機理還不太清楚，可能是它在催化劑上的吸附能力比其它芳烴強的多。因此需要更高的溫度補償反應活性，從反應現象和轉化結果來看,它好象是一個不穩定易結焦物質.如果進料中含有茚滿，那么就需要較高的溫度來維持相同的轉化率。C) 烯烴：烯烴由于在催化劑表面聚合而最容易引起結焦，從而縮短催化劑壽命。為最大限度延長催化劑壽命，進料須經白土處理，使溴指數小于20mg/100g。D

15、) 氯化物：進料中氯化物的含量在1ppm以上時，就會嚴重影響穩定性。因此，要求進料中氯化物的含量控制在1ppm以下。E) 水：進料中水含量超過50ppm時，就會導致催化劑的失活。但當處理不含水的原料時，催化劑又能恢復活性。F) 原料中的其它雜質：氨、胺及其它的氮化物能導致催化劑失活，因此原料中這些雜質的含量應嚴格控制在0.1ppm(wt)以下。僅含有幾個ppm的堿性氮化物就足以完全抑制烷基轉移反應。原料中的CO、CO2和硫對催化劑的影響不是很嚴重,但它們會積累在循環氣中,這些物質在循環氣中的允許最大濃度分別為:C0:10ppm(mol)、CO2:10ppm(mol)、硫:1ppm(wt)。5、

16、 主要工藝指標計算： 進料（TOLC9A）- 汽提塔底（TOLC9A）反應單程轉化率=- 進料（TOLC9A） 汽提塔底（BZTOLC8AC9A）單程芳烴收率= 進料 （BZTOLC8AC9A） 苯塔頂的苯量 苯的回收率 = 苯塔進料中的苯量 甲苯塔頂的甲苯量 甲苯的回收率 = 甲苯塔進料中的甲量苯 第五節主要工藝控制說明歧化及烷基轉移部分和苯-甲苯分餾部分的主要工藝控制說明：1、進料緩沖罐D-501：歧化及烷基轉移進料緩沖罐D-501頂的壓力控制：PIC-5001為分程控制,該罐頂的設計操作壓力為0.41MPa,當D-501罐頂的壓力低于0.41MPa時,PV-5001A被打開,從歧化及烷基

17、轉移汽提塔頂回流罐來的氣體將D-501的壓力補充至0.41MPa,在PV-5001A打開的同時,通向放空管線的PV-5001B被關閉。反之，當D-501罐頂的壓力高于0.41MPa，PV-5001A關閉，PV-5001B打開。這樣，通過上述的作用可保持D-501罐頂的壓力穩定。2、 反應部分：歧化反應部分主要由聯合進料換熱器E-501、進料加熱爐F-501和反應器R-501、產品冷卻器A-501、產品分離罐D-502和循環氣壓縮機K-501組成。反應部分的主要控制有反應器的進料流量FIC-5002；加熱爐出口溫度TIC-5084與相應的HIC手控器分別對燃料油壓力、燃料氣壓力PIC-5041、

18、PIC-5043的低選串級控制；產品分離罐D-502的壓力PIC-5011與補充氫氣流量構成的簡單控制。另外，基于安全的考慮，當循環氫氣流量過低時，FSLL-5003C、D聯鎖切斷加熱爐F-501的燃料，同時歧化進料泵P-502的電機自動停止運轉，從而切斷反應器進料。當通過F-501對流段的歧化汽提塔底物料流量低時，FSLL-5014控制切斷F-501的燃料。3、 補充氫系統：歧化補充氫氣壓縮機入口罐D-504壓力PIC-5012和補充氫壓縮機出口壓力PIC-5013構成低選控制，以保證D-504的壓力穩定。4、 分餾部分：A） 歧化汽提塔：塔頂壓力PIC-5027為單回路控制，以保證塔頂壓力

19、穩定；于第17塊塔盤的溫度TIC-5090和回流量FIC-5011構成串級控制；汽提塔回流罐D-503的液位LIC-5004控制FIC-5010采出量。B）苯塔和甲苯塔的單溫差控制：苯塔和甲苯塔上均采用了單溫差控制，下面以苯塔為例加以說明：由精餾原理可知：越接近塔頂，產品的純度越大，因此組成的微小變化對其沸點的影響不大，也即有微小雜質時測得的溫度沒有明顯的變化，所以選擇苯塔的第6塊塔盤溫度作為參照，稱為參照板；從精餾段所有塔盤溫度分布曲線中，可以知道，當各塔盤上組成分布發生微小變化時，有一塊塔盤的溫度變化最明顯，因此稱這塊塔盤為靈敏板，苯塔選第24塊塔盤為靈敏板。取苯塔的第6塊和第24塊塔盤作

20、為測溫點，以這兩塊塔盤的溫差作為控制信號，即TDIC-5054，用于控制苯塔的側線采出FIC-5045，通過側線苯采出量的大小，間接的控制回流量，以達到生產合格苯產品的目的。下面舉例說明單溫差的控制方法：當有少量的重組份隨塔盤向上移動時，在精餾段中第24塊塔盤的溫度明顯升高，而第6塊塔盤的溫度卻無明顯變化，此時TDIC-5054“測得溫差的絕對值”高于“正常情況下測得溫差的絕對值”，TDIC-5054即輸出信號控制側線采出量FIC-5045減小，即相當于苯塔的回流量增大，從而保證了塔頂的苯不被其它重組分污染。反之，當有塔頂的輕組份向下移動時，TDIC-5054輸出信號控制FIC-5045增大，

21、相當于減小回流量，防止了塔頂的苯在塔底損失。第六節 原材輔料及產品規格1、 歧化及烷基轉移進料規格：組份甲苯C9AC8AC10A含量(wt%)56.3543.070.56痕量2、 歧化及烷基轉移部分采用國產ZA-95催化劑，其主要技術指標如下：物理性質指標形狀與外觀尺寸,mm物相組成堆積密度,g/ml橫向壓碎強度,N/cm粉化度一次裝填量,噸/米3白色圓柱體1.61.8×310絲光沸石+氧化鋁0. 70±0.051000.5%(32目以下)54.8/783、活性顆粒白土： 用于脫去歧化及烷基轉移苯塔進料中的烯烴，可采用JH系列高效活性顆粒 白土，其技術指標如下：序號項 目技

22、術指標JH-011比表面，3502PH值453堆密度，g/ml0.740.924顆粒壓碎強度，N/cm1.55含水量，%8106顆粒度(1060目)90%7初活性（毫克溴/100克油）58性能可回收再生9一次裝入量，噸/米3168/2004、 氫氣：(重整)組成H2C1C2C3iC4nC4C+5合計v%92.092.942.371.790.340.320.15100 補充氫氣中雜質的最大含量（ppm(mol)）：COCO2NH3SCl-H2O1010115104、 氮氣：項目指標N299.7%CO220ppmCO20ppm其他碳化合物5ppmCl21ppmH2O5ppmH220ppmO25pp

23、m惰性氣體余量5、汽提塔底出料規格組分BTOLC8AC9C10+其它含量(mol%)5.9241.0535.5115.402.060.06第七節 原材輔料及公用工程消耗指標1、歧化及烷基轉移進料量:進料萬噸/年 甲苯塔頂物 30.77 成品塔頂粗甲苯 0.53 C9芳烴 24.32 補充氫 0.61 小計 56.232、苯-甲苯分餾部分進料量:萬噸/年環丁砜抽出液18.32歧化汽提塔底液51.79小計70.11 3、循環水（水溫32 水壓0.4Mpa(g)）： 單元連續給水t/h間斷給水t/h歧化485.12316.02 4、電：單元電壓（V）設備容量（KW）功率（KW）操作備用歧化60001

24、60160117.5380498（41.3）324294.7苯-甲苯分餾6000380482（48.4）347301.238031.5（29.5）165、蒸汽、凝結水：蒸汽消耗量t/h回收凝結水量t/h3.5MPa2.6MPa1.0MPa0.4MPa3. 5(2.6)MPa1.0MPa0.4MPa39.380.6834.884.56、氫氣用量：使用地點及用途用量Nm3/次壓力MPa濃度要求備注歧化反應部分開工，置換，墊壓2000間斷歧化耗氫40000Nm3/k7、 燃料氣和燃料油：使用地點有效熱負荷KW燃料氣*燃料油*t/at/a歧化進料加熱爐F-50132504480 注：* 燃料氣的熱值按

25、41840KJ/Kg(10000cal/kg)計算* 燃料油的熱值按39748KJ/Kg(9500cal/kg)計算8、催化劑和白土:名 稱型號或規格年耗量（t）一次裝入(t/m3)備 注催化劑國產ZA-9554.8/454.8/78壽命4年活性白土2060目168168/200第八節 主要設備的簡要說明及附圖1、 進料加熱爐（F-701）本加熱爐技術特點：改變了以往的發生蒸汽方式，利用爐煙氣加熱氣提塔底再沸物料，節省燃料消耗并降低了投資。項目輻射室對流室項目全爐介質HC+H2HC燃料種類燃料油用量kg/h560/782max流量，kg/h10526368737燃燒器型式John link P

26、LNC溫度0C入口434205規格出口482205數量（個）6壓力MPa入口3.1390.7吹灰器型式出口3.1090.509規格DG-IV熱負荷MW分段熱負荷5.220.9281.633數量（個）8總熱負荷7.78節圓直徑mm平均熱強度（W/m2）280652900012758輻射室高度mm12000爐管規格輻射管88.9114（光）114（釘）煙囪內徑mm1000高度mm20000全爐總高，mm40000根數（排）321872冷油流速kg/m2s208.94加熱面積m218632341過?？諝庀禂?.25管心距-程數240-32230-3230-3計算熱效率*90%材質ASTM A-335

27、 P222020其它燃料油低熱值為39748kJ/kg腐蝕裕度mm1.633水壓試驗壓力，MPa2、歧化及烷基轉移反應器：R-501反應器形式軸向反應器規格（內徑×切線長度）mm3600×7000催化劑裝填量（m3/t）78/54.8操作溫度（入口）初期386，末期482空速，hr-1(w)1.4汽油體積比/氫烴比1430/6操作壓力 （入口）Mpa(g)3.03、塔類：設備編號C-501C-551A/BC-552C-553設備名稱歧化及烷基轉移汽提塔歧化及烷基轉移白土塔苯塔甲苯塔塔板形式篩板空塔篩板篩板塔板間距mm600600600塔板數446060進料位置233327塔

28、徑 mm1600/2400400032003400塔高mm32000100004240041300操作溫度頂/底 136/20719991/155177/228操作壓力MPa(g)0.491.70.040.378備注上部單溢流下部但溢流雙溢流雙溢流附圖見后附表1：工藝條件一覽表1、 反應部分操作溫度（入口）， 初期386 末期482氣液分離罐壓力， MPa(g)2.75WHSV, h-11.4H/HC 6:1（分子）2、 歧化及烷基轉移汽提塔：溫度 頂/底 136/207壓力 頂/底 MPa(g)0.49/0.52回流比5.50（wt）3、苯-甲苯分餾部分項 目溫度 壓力 MPa(g)回流比塔

29、頂塔底塔頂塔底苯 塔911490.047.51（wt）甲苯塔1772250.3782.56（wt）附表2：儀表控制一覽表序號編號安裝位置項目量程1TIC-5028E-501旁路加熱爐進口溫度2TIC-5084R-501入口R-501進口溫度4823TIC-5090歧化汽提塔第17塊塔盤溫度4TIC-5045白土塔進口管線白土塔進料溫度1995TDIC-5054苯塔苯塔溫差6TDIC-5074甲苯塔甲苯塔溫差7PIC-5001D-501頂壓力8PIC-5011歧化產物分離罐壓力2.758Mpa(g)9PIC-5012補充氫壓縮機入口罐壓力2.329Mpa(g)10PIC-5013補充氫壓縮機出口

30、壓力11PIC-5028補充氫至異構化管線壓力12PIC-5027汽提塔頂壓力0.487Mpa(g)13PDIC-5039F-501燃料油與霧化蒸汽壓差14PIC-5041F-501燃料油管燃料油壓力15PIC-5043F-501燃料氣管燃料氣壓力16PIC-5055白土塔底管線壓力1.539Mpa(g)17PIC-5082甲苯塔頂壓力0.378Mpa(g)18PDIC-5036D-552入口壓差20FIC-5001P-502口回緩沖罐流量3056021FIC-5002E-501入口管歧化及烷基轉移進料6858222FIC-5005D-502至異構化管線氫氣流量177524FIC-5008汽提

31、塔汽提塔底流量6473025FIC-5009汽提塔底再沸器加熱介質流量13660726FIC-5010汽提塔回流罐去重整單元流量267827FIC-5011汽提塔回流罐回流流量2728528FIC-5014F-501對流段管汽提塔底物料2322733FIC-5041E-551出口至苯塔管線流量8763634FIC-5042E-552管程出口蒸汽冷凝水331035FIC-5044苯塔再沸器加熱介質流量 10306236FIC-5045苯產品至苯檢查罐苯流量1042837FIC-5046P-554出口至抽提裝置拔頂苯流量150038FIC-5047苯塔回流管回流流量7834239FIC-5049P

32、-555出口去二甲苯塔甲苯塔底物流量3874640FIC-5051E-555管程出口蒸汽冷凝水3118041FIC-5052甲苯塔回流罐甲苯流量3846242FIC-5053甲苯塔回流罐甲苯回流量9852743FIC-5055P-552出口去甲苯塔管線去甲苯塔流量7720844FIC-5056P-555出口甲苯塔底物流量3874645FIC-5060P-551出口至T-551管線白土塔進料流量2290646LIC-5002D-502底液位47LIC-5003汽提塔底液位48LIC-5004D-503液位49LIC-5008苯塔液位50LIC-5012苯塔回流罐液位51LIC-5013甲苯塔底液

33、位52LIC-5014甲苯塔回流罐液位注：流量的單位kg/h。附表3：分析頻度控制一覽表序號物料名稱試驗名稱號試驗方法頻率SN-501歧化及烷基轉移混合進料正常開工相對密度ASTM D40523次/周1次/天組成UOP7441次/天3次/天NA及A含量UOP5433次/周3次/天溴指數ASTM D14921次/周1次/天蒸餾ASTM D861次/周1次/天水含量UOP4811次/周1次/天硫含量ASTM D40451次/周1次/天總氯含量UOP3951次/周1次/天堿性氮含量UOP3131次/周1次/天SN-502歧化及烷基轉移產物分離罐底液體相對密度ASTM D40523次/周1次/天組成U

34、OP7441次/天3次/天NA及A含量UOP5433次/周3次/天溴指數ASTM D14921次/周1次/天SN-503歧化及烷基轉移產物分離罐頂排放氣比重UOP1141次/天1次/天組成UOP5391次/天1次/天SN-504補充氫比重UOP1141次/天1次/天組成UOP5391次/天1次/天硫化氫含量檢測管1次/天1次/天氯化氫含量檢測管1次/周1次/天水含量UOP3441次/周1次/天氨含量檢測管或其他方法1次/周1次/天CO、CO2含量UOP603偶爾偶爾SN-505歧化及烷基轉移循環氫氣比重UOP1141次/天1次/天組成UOP5391次/天1次/天硫化氫含量檢測管1次/天1次/天

35、氯化氫含量檢測管1次/周1次/天水含量UOP3441次/周1次/天氨含量檢測管或其他方法1次/周1次/天SN-506歧化及烷基轉移汽提塔底物相對密度ASTM D40523次/周1次/天組成UOP7441次/天3次/天NA及A含量UOP5431次/天3次/天溴指數ASTM D14921次/周1次/天SN-507歧化及烷基轉移汽提塔回流比重ASTM D14953次/周1次/天組成(用高壓采樣器)ASTM D15571次/天1次/天SN-508歧化及烷基轉移汽提塔頂氣比重UOP1141次/天1次/天組成UOP5391次/天1次/天硫化氫含量檢測管1次/周1次/天氯化氫含量檢測管1次/周1次/天水含量UOP3441次/周1次/天氨含量檢測管或其他方法1次/周偶爾SN-551歧化及烷基轉移白土塔進料組成UOP7441次/天1次/天痕量烷烴含量UOP8681次/周3次/周溴指數ASTM D14923次/周1次/天相對密度ASTM D40521次/天1次/天環丁砜含量UOP6601次/天偶爾總氮含量ASTM D4629偶爾偶爾硫含量ASTM D4045偶爾偶爾總氯含量UOP395偶爾偶爾SN-552歧化及烷基轉移白土塔出料溴指數ASTM D14923次/周1次/天SN-553苯塔側線抽出物相對密度ASTM D40521次/天1次/天苯純度AS