乙苯-苯乙烯裝置操作規(guī)程

乙苯－苯乙烯裝置操作規(guī)程目錄TOC\o"1-3"\h\u219181范圍 71612原理與過程 7205033生產(chǎn)流程及說明 1298514裝置平面布置（略） 17261265設備明細表 18127916原材料和產(chǎn)品控制 25268987操作方法 2540108裝置開工 2549009緊急事故處理和聯(lián)鎖停車 48237010裝置停工 531739911設備操作法 541321112PSA的程序控制 62范圍本規(guī)范規(guī)定了乙苯-苯乙烯裝置生產(chǎn)過程、工藝流程、開停工操作、崗位操作方法、安全防范措施及專用設備的操作規(guī)程等項內容。本規(guī)范適用于第一聯(lián)合車間乙苯-苯乙烯裝置操作人員及車間相關管理人員，其它有關單位的有關人員亦應參照使用。原理與過程乙苯生產(chǎn)原理烴化反應機理2.1.1.1生成乙苯:C2H4+C6H6=C6H5C2H5在沸石催化劑上存在Lewis酸中心，可以吸附干氣中的乙烯分子，生成正碳離子L-CH2CH2+，再與苯進行加成反應生成乙苯。這一反應是可逆反應，但是在反應條件下，正向反應(烴化)比逆反應(反烴化)更有利。烴化反應是放熱反應。反應熱△H=-106.2KJ/mol。2.1.1.2生成多乙苯:如：C6H5C2H5+C2H4=C6H4(C2H5)2乙苯可以進一步烷基化生成二乙苯、三乙苯等。（有鄰、間、對三種異構體）2.1.1.3多乙苯反烴化:C6H4(C2H5)2+C6H6=2C6H5C2H5在反烴化反應器中，在沸石催化劑上同樣存在Lewis酸中心，吸附多乙苯分子生成正碳離子，發(fā)生烷基轉移反應生成乙苯，并達到穩(wěn)態(tài)濃度。2.1.1.4生成丙苯和丁苯:C3H6+C6H6=C6H5C3H7C4H8+C6H6=C6H5C4H9干氣中除含10～30(V)%的乙烯外，還含有少量的丙烯和丁烯，在烴化催化劑上，同樣發(fā)生烷基化反應，生成同相應組分呈平衡的丙苯（異丙苯和正丙苯）和丁苯（4個異構體：正丁苯、異丁苯仲丁苯和叔丁基苯）；丙苯和丁苯之類較高級的烷基苯不象乙苯那樣穩(wěn)定，在反烴化反應器中，在Lewis酸中心作用下，它們較易脫烷基，也能較容易發(fā)生相互轉變，而且在低空速時，較易經(jīng)過烯烴聚合和裂解轉變?yōu)橐冶?。C6H5C3H7+C6H6→C6H5C2H5+C6H5CH3+C3H6C6H5C4H9+C6H6→C6H5C2H5+C6H5C3H7+C6H5CH3+C4H82.1.1.5生成甲苯:甲苯可以由非芳烴、乙苯和二甲苯生成的，且主要是由丙苯和丁苯之類較高級烷基苯生成的。甲苯在反應器中不易通過脫烷基方法除去。2.1.1.6生成二甲苯:在Lewis酸中心作用下，在反應溫度下，乙苯能夠異構化生成二甲苯，三個二甲苯異構體之間很容易進行異構化，在反應器流出物中它們接近熱力學平衡。2.1.1.7生成多烷基苯:在烷基化反應器中，烷基苯也可能進一步烷基化生成相應的多烷基苯，如通過下列反應生成同甲苯呈平衡的甲乙苯，C6H5CH3+C2H4→C6H4CH3C2H5C6H5CH3+C6H5C2H5→C6H4CH3C2H5+C6H6其它一些烷基苯也可能進一步烷基化生成相應的多烷基苯，如乙基異丙苯。二丙苯，乙基二甲苯等。脂肪烴和芳烴的異構化作用都是很容易進行的反應，因此，它們的異構體（如對/間/鄰乙基甲苯等）在反應器流出物中是接近熱力學平衡的。2.1.1.8生成輕組分：這些副產(chǎn)物包括H2、CO2、C2H6、CH4、N2，以及C3、C4、C5烯烴和石蠟烴。進料原料中雜質是輕組分的主要來源，除此之外，烯烴聚合生成小于C8之類的烴類。N[CnH2n]→[CnH2n]n2.1.1.9生成多環(huán)化合物：多環(huán)化合物主要是二苯基乙烷和二苯基甲烷（聯(lián)苯和1.1—二苯基甲烷）和它們的衍生物，被稱做重組分或高沸物，二苯基甲烷主要是由較高級的烷基苯（丙苯、丁苯等）和苯反應生成的。例如：C6H5C3H7+C6H6→C6H5CH2C6H5+C2H6生成二苯基乙烷將更直接，基本上是通過下列烷基化反應進行的：C6H5C2H3+C6H6→C6H5C2H4C6H5多環(huán)化合物作為多乙苯塔釜液從工藝過程除去。影響烴化反應的因素2.1.2.1苯烯比烴化反應器的苯進料是大量超過化學計量的，因此，反應受乙烯進料限制。苯烯比是反應進料中苯與乙烯的分子比。苯烯比決定了催化劑床層的溫升，這是由于烷基化反應為放熱反應。它也決定了在催化劑孔道內乙烯的濃度，并影響著主反應和副反應的熱力學和動力學。苯烴化反應是氣相可逆反應，對于氣相可逆反應，任何一種原料過量都有利于提高其它原料的轉化率，高的苯烯比可以使乙烯轉化率提高，二乙苯和三乙苯濃度降低，并減少副產(chǎn)物生成。但是，苯烯比高需要大量苯循環(huán)。2.1.2.2催化裂化干氣進料方式和乙烯轉化率本裝置采用固定床反應器，設有五段床層，循環(huán)苯從反應器頂進入，干氣從側線分三路分別進入前四段反應床層。新鮮干氣在四段床層間分配，以便控制每段床層乙烯濃度和抑制溫升。分配給第四段床層的百分率最低，以便降低空速，并達到要求的乙烯單程轉化率。這里干氣不僅是反應原料，還是取熱介質，一方面達到熱能有效合理利用，另一方面保證了下一段反應床層的入口溫度要求，簡化了反應器的結構。烴化反應器中乙烯轉化率是烷基化催化劑活性的主要指標。其定義為：烴化反應器乙烯單程轉化率=(總乙烯進料量-反應器流出物中乙烯量)/總乙烯進料量2.1.2.3空速：干氣中乙烯是烴化反應器中按化學式計量的反應物，它的進料量決定裝置的生產(chǎn)率。為實現(xiàn)設計和操作目的，在穩(wěn)態(tài)操作條件下裝置的空速為：乙烯空速=kg乙烯/（kg催化劑×h）在催化劑床層中反應混合物料的停留時間取決于包括干氣和芳烴兩部分物料在內的總流率，或者：總空速=kg反應混合物料/（kg催化劑×h）當裝置在低于設計能力下進行生產(chǎn)，而苯烯比不變時，空速將降低，停留時間增長，乙烯轉化比率增加。但有些副產(chǎn)物，特別是二甲苯會增加，可以調整操作條件以得到最佳結果。2.1.2.4溫度：反應溫度必須保證反應物分子吸收足夠熱量達到活化狀態(tài)。高的反應溫度有下列影響：增加烷基化反應速度，提高烷基化反應器中的乙烯轉化率。增加烷基轉移反應速率。增加甲苯和二甲苯的生成。增加雙環(huán)化合物的生成。2.1.2.5壓力：烴化反應是氣相可逆反應，增大反應壓力有利于體積減小的反應，苯烴化反應是由兩個反應物分子生成一個產(chǎn)物分子的反應，因此，增加反應壓力有利于烴化反應的進行。2.1.2.6二甲苯的控制：乙苯中二甲苯含量高最終會影響苯乙烯產(chǎn)品的質量，通過減少原料中碳三以上烴類的含量、降低反應溫度及提高乙苯精餾塔分離能力等措施可以減少乙苯中二甲苯的含量。對苯乙烯精制過程最有害的是鄰二甲苯，它在產(chǎn)品中含量大小通過乙苯精餾塔操作是能夠控制的。鄰二甲苯部分地隨多乙苯循環(huán)并異構成對、間二甲苯。苯乙烯生產(chǎn)原理乙苯脫氫反應機理2.2.1.1脫氫反應乙苯通過強吸熱脫氫反應生成苯乙烯，C6H5C2H5=C6H5C2H3+H2反應進行程度受化學平衡制約，氣相狀態(tài)下的平衡常數(shù)是P（苯乙烯）×P（氫）Kp=————————————P（乙苯）PT×Y（苯乙烯）×Y（氫）=————————————Y（乙苯）這里：P：表示分壓；Y：表示摩爾分數(shù)；PT：表示總壓。對于氣相吸熱反應而言，反應平衡常數(shù)隨溫度上升而增加，溫度與平衡常數(shù)的關系如下：lnKp=A-B/T這里：T:K；Kp:atm；A=15.685；B=14990(根據(jù)API工程數(shù)據(jù)手冊44頁)。所以高溫有利于乙苯向苯乙烯轉化。2.2.1.2熱反應：乙苯能在高溫沒有催化劑條件下轉化生成苯乙烯。在目前的催化工藝中，如果溫度太高也會發(fā)生熱反應。在乙苯生成苯乙烯的熱反應中，主要的副產(chǎn)物是苯及其轉化生成的復雜的高級芳烴混合物（例如：蒽或芘）和焦碳。低于600℃以下，熱反應發(fā)生并不明顯，在655℃以上時，就成為影響總產(chǎn)率的重要因素。甚至在有蒸汽存在下（它能夠吹走焦碳），在催化劑床層中，只要溫度過高，這些熱反應都將發(fā)生。減弱熱反應的方法之一就是在乙苯進入催化劑床層之前避免將乙苯加熱足夠的反應溫度（超過620℃），就是說，將乙苯和部分用來抑制結焦的稀釋蒸汽過熱到低于580℃，然后在催化劑床層入口與大部分稀釋蒸汽混合。主蒸汽被加熱的溫度必須保證過熱乙苯/水蒸氣混合物達到催化劑床層入口溫度要求。在二級反應系統(tǒng)中，二段床層入口處安裝一臺反應器出料再加熱器有利于抑制熱反應。再加熱器安裝在二段反應器頂部。在催化劑床層頂部，從一段出口到二段反應器之間的體積對熱反應影響不大，因為溫度正好低于580℃?？刂茻岱磻钪匾囊稽c就是催化劑床層的結構。徑向外流式比軸流或徑向內流具有較底的入口容積，當氣相進料通過催化劑床層時可獲得理想的分布。這種形狀也有利于減小壓降，因為通過床層的流徑大大縮小。僅考慮熱反應而言，內部分布圓筒直徑應盡可能小，然而，直徑太小可能導致：沿分布器流動阻力增大，形成不均勻分布；物料蒸汽以一定速度通過催化劑床層，引起催化劑顆粒磨損，造成催化劑嚴重消耗。對反應器設計的另外一個要求是既要抑制熱反應，又要保證合適的物料分布。如果沿圓筒方向速度保持恒定，則可獲得較好的分布。因此圓筒并不是做成錐形，理論上講，這種形狀在垂直截面上呈拋物線形。但實際上該結構近似為錐體。這種插入式圓柱體減少有效空間大約50%，也同樣抑制了熱反應。2.2.1.3副反應：乙苯/苯乙烯混合物還會發(fā)生某些不受平衡制約的一次反應，主要是脫烷基反應，反應式為：C6H5C2H5=C6H6+C2H4C6H5C2H5+H2=C6H5CH3+CH4其它副反應生成少量的α-甲基苯乙烯和高沸物。甲烷與乙烯又會繼續(xù)與蒸汽發(fā)生反應，反應式如下：CH4+H2O=CO+3H2CO+H2O=CO2+H2在反應溫度下水煤氣變換反應接近平衡：CO2+H2=CO+H2O乙苯在高溫下部分碳化C6H5C2H5=8C+5H28C+16H2O=8CO2+16H2一般來說，甲烷與乙烯生成量要少于苯與甲苯。CO的含量大約占碳氧化物的10（V）%。在反應器中反應達到平衡時苯乙烯生成反應即刻停止，而苯與甲苯生成則繼續(xù)進行，不受平衡制約。此外，由于苯乙烯生成反應部分受擴散控制，隨著溫度升高，苯和甲苯生成反應速度比苯乙烯生成反應速度增加更快（熱反應亦如此）。在乙苯脫氫反應的同時，進料中的二甲苯也發(fā)生了轉化。其中間、對二甲苯大約轉化掉了10%，而鄰二甲苯基本不變。2.2.2影響脫氫反應的因素2.2.2.1反應溫度：在其它反應條件不變時，脫氫速率正比于反應混合物組成距離平衡組成的遠近。當反應混合物組成接近平衡組成，則反應很慢，并最終停止，而副反應則繼續(xù)進行。適當調整反應參數(shù)可使平衡移動或改變平衡式中的相應組成。因為脫氫反應是吸熱反應，所以反應混合物的溫度隨反應進行而降低。反應速率一方面由于接近平衡狀態(tài)而下降，另一方面溫度下降亦導致反應速率下降。溫度下降也會導致平衡常數(shù)降低。這樣隨反應混合物在通過床層過程中冷下來，反應速率就受到抑制。在正常設計中，認為80%的溫降發(fā)生在催化劑床層的第一個1/3處是比較合適的?；谶@樣的考慮，入口溫度應很高。但高溫使副反應和生成苯、甲苯的脫烷基反應速度的增長高于催化脫氫反應速度的增加。因此為了得到好的選擇性，入口溫度必須有一個上限。另外，高溫會迫使設備材料的選取由普通的不銹鋼變?yōu)檩^為昂貴的合金。2.2.2.2催化劑用量：催化劑用量對于最優(yōu)操作的影響也很重要。催化劑太少不利于反應充分進行；而催化劑太多又會使乙苯在催化劑床層中停留時間太長，副反應產(chǎn)物增加。2.2.2.3反應壓力：由于脫氫反應是產(chǎn)物體積增加的氣相反應，故平衡常數(shù)受壓力的影響。高壓將使平衡向左移動，不利于脫氫反應；低壓有利于乙苯脫氫，且不存在選擇性降低的問題。2.2.2.4稀釋蒸汽：稀釋蒸汽可降低乙苯、苯乙烯、氫氣的分壓，其效果與降低總壓一樣。稀釋蒸汽還有其它重要作用。首先，蒸汽為反應混合物提供熱溫降量。如果乙苯脫氫反應溫降越小，那么在同一入口溫度下乙苯轉化程度就越高，第二，少量的水蒸氣使催化劑處于氧化狀態(tài)，從而保持高活性，水的用量隨使用的催化劑而定。第三，水蒸氣抑制了高沸物在催化劑表面的沉積成焦碳。如果這些焦碳在催化劑表面沉積過多，就會降低催化劑的活性。過多使用稀釋蒸汽則會相應增加蒸汽產(chǎn)生系統(tǒng)的費用。2.2.2.5反應級數(shù)：根據(jù)以上分析，在溫度、壓力、稀釋蒸汽一定范圍內，單級反應器的乙苯單程轉化率限制在40~50%之內。如果把反應出料再加熱到一段入口溫度左右，則反應混合物遠離平衡，再加熱的混合物將在二段催化劑床層中進一步轉化為苯乙烯，直至達到新的平衡，乙苯的總轉化率可達到60-75%。這種再加熱和增加級數(shù)的工藝經(jīng)常被采用，但每增加一段，轉化率增加并不明顯，甚至還會帶來選擇性的下降，到目前為止，采用二段以上段數(shù)并不經(jīng)濟。2.2.2.6催化劑種類：商業(yè)上有許多種乙苯脫氫催化劑可被采用，一般來說，這些催化劑可分為兩種類型。高活性低選擇性或高選擇性低活性，也有一兩種能適中的催化劑。在不影響催化劑活性的前提下，催化劑類型亦隨最小稀釋蒸汽量而異。脫氫催化劑被水浸濕時會受損害。因此，反應系統(tǒng)在裝填催化劑之前必須經(jīng)過干燥處理。裝填期間，應避免催化劑被雨水淋濕。裝填之后，應特別注意避免反應器內蒸汽冷凝，在開車、正常操作、停車時應防止液態(tài)水進入反應器。產(chǎn)品苯乙烯的自聚和阻聚機理苯乙烯的自聚一般是在貯存過程中發(fā)生的，它的基本反應為：苯乙烯自由基的生成、自由基的抑制和苯乙烯的氧化。苯乙烯自由基的熱激發(fā)生成機理為：首先生成苯乙烯的二聚物，然后二聚物與另一苯乙烯分子反應而生成自由基。方程式如下：2C6H5C2H3→C10H11C6H5C10H11C6H5+C6H5C2H3→C10H11C6H5+C6H5C’=CH3（苯乙烯自由基R’）氧同樣可以從二聚物中脫氫生成過氧化自由基，C10H11C6H5+O2→ROO’50℃時，氧激發(fā)比熱激發(fā)更為重要，自由基的存在和增長將導致苯乙烯高聚物的生成。TBC與O2在苯乙烯阻聚中的作用：當沒有氧存在時，TBC與苯乙烯自由基的反應速度并不很快，同時由于苯乙烯的濃度遠遠高于TBC的濃度，TBC幾乎不起阻聚作用。當有氧存在時，苯乙烯自由基與氧的反應速度非?？?，能迅速轉化成過氧化自由基，每個TBC分子能以很快的速度終止四個過氧化自由基。有實驗數(shù)據(jù)表明在TBC過量的情況下，如果苯乙烯中的氧含量低于10ppm，即可觀察到聚合物沉淀。苯乙烯中的氧也會導致苯甲醛等雜質的生成，因此苯乙烯中的氧含量一般控制在10-20ppm為宜，苯乙烯液面以上的蒸汽空間中氧含量為5-7（V）%。生產(chǎn)流程及說明3.1烴化系統(tǒng)工藝流程烴化反應部分：見圖1由裝置外來的新鮮苯進入循環(huán)苯罐(V-203)與分離部分來的循環(huán)苯混合后，由循環(huán)苯泵(P-207)分兩路輸送，一路通過反應產(chǎn)物-循環(huán)苯換熱器(E-201、E-202)與反應產(chǎn)物換熱，汽化過熱至301.8℃，然后進入循環(huán)苯/反烴化料加熱爐(F-102)加熱至390℃后，從頂部進入烴化反應器(R-101)；另一路與從乙苯分離部分來的反烴化料混合后進入循環(huán)苯/反烴化料加熱爐(F-102)加熱至425℃后，從頂部進入反烴化反應器(R-102)。從裝置外來的催化干氣進入催化干氣分液罐(V-101)，分液后分三路進入烴化反應器(R-101)。由烴化反應器(R-101)和反烴化反應器(R-102)出來的反應產(chǎn)物混合后，依次經(jīng)反應產(chǎn)物-循環(huán)苯換熱器(E-201、E-202)、工藝凝液-反應產(chǎn)物換熱器(E-203)、反應產(chǎn)物-穩(wěn)定塔進料換熱器(E-204)回收熱量，最后由反應產(chǎn)物冷凝冷卻器(E-205)冷卻至40℃后進入吸收塔(T-201)塔釜。當烴化反應器(R-101)第一段床層因結焦而失活時，可以采用以下方法甩開第一段床層并啟用第五段床層。將反應器出料由第四段床層下部改到第五段床層下部，關閉第一段床層的干氣進料，打開第四段床層干氣進料。打開循環(huán)苯進第二段床層閥門，關閉循環(huán)苯進R-101頂閥門。吸收穩(wěn)定部分:見圖2由乙苯分離部分的乙苯精餾塔底泵(P-209)送來的乙苯精餾塔釜液，經(jīng)循環(huán)吸收劑冷卻器(E-206)冷卻到40℃后進入吸收塔(T-201)頂部，與塔釜閃蒸出來的汽相逆流接觸，將其中絕大部分苯及重組分吸收下來。吸收塔(T-201)塔頂壓力為0.6MPa，頂部排出的烴化尾氣送往PSA部分的原料氣分液罐(V-001)。為了及時取出吸收過程產(chǎn)生的熱量，保證吸收效果，T-201上部的吸收液由吸收塔中間泵P-202輸送，經(jīng)吸收塔中間冷卻器E-207冷卻到40℃后返回T-201下部。吸收塔(T-201)釜液由穩(wěn)定塔進料泵(P-201)輸送，經(jīng)反應產(chǎn)物-穩(wěn)定塔進料換熱器(E-204)加熱到125℃后進入穩(wěn)定塔(T-202)中部。穩(wěn)定塔頂冷凝冷卻器(E-208)采用海水為冷卻介質，塔頂壓力為0.65MPa，從T-201頂氣相管線有DG25的管線通往穩(wěn)定塔回流罐(V-201)保持T-201頂壓穩(wěn)定，頂溫控制在112.6℃。從穩(wěn)定塔回流罐(V-201)排出的塔頂不凝氣作為烴化尾氣的一部分送往PSA部分，排出的液體由穩(wěn)定塔回流泵送回穩(wěn)定塔頂部。穩(wěn)定塔再沸器(E-209)采用熱載體為加熱熱源，釜溫控制在167.8℃。釜液由循環(huán)苯塔進料泵(P-204)輸送到分離部分。再生部分:見圖3再生分為催化劑再生和干燥劑再生兩個過程。再生催化劑時由界區(qū)外來的氮氣和空氣經(jīng)計量后進入氮壓機入口分液罐(V-109)，與來自再生器冷卻器(E-121)的循環(huán)氮氣混合，然后經(jīng)過再生氣脫硫器(D-101)和再生氣干燥器(D-102)進入氮壓機(C-101)升壓至0.8MPa。升壓后的氣體進入再生氣換熱器(E-120)與來自烴化反應部分的循環(huán)氮氣換熱，然后進入再生氣加熱爐(F-103)加熱至530℃，再進入烴化反應器(R-101)與反烴化反應器(R-102)。由烴化反應部分出來的氣體一部分經(jīng)熱載體開停工冷卻器(E-123)冷卻后經(jīng)火炬氣分液罐(V-801)排往界區(qū)外火炬系統(tǒng)，大部分作為循環(huán)氮氣經(jīng)再生氣換熱器(E-120)和再生器冷卻器(E-121)換熱后進入氮壓機入口分液罐(V-109)。再生干燥劑時系統(tǒng)內的循環(huán)氮氣經(jīng)再生氣加熱爐(F-103)加熱至200℃后進入再生氣干燥器(D-102)，然后經(jīng)過再生氣換熱器(E-120)和再生器冷卻器(E-121)換熱后進入氮壓機入口分液罐(V-109)。切除再生帶出的水后經(jīng)再生氣脫硫器(D-101)進入氮壓機入口，氮壓機出口循環(huán)氮氣經(jīng)再生氣換熱器(E-120)回收熱量后進入再生氣加熱爐(F-103)。PSA氫提純部分:見《PSA（變壓吸附）氫提純裝置操作規(guī)程》。脫氫系統(tǒng)工藝流程脫氫反應部分:來自0.3MPa蒸汽管網(wǎng)的蒸汽經(jīng)主蒸汽分液罐(V-320)分液后進入蒸汽過熱爐(F-301)A室，加熱到810℃后進入第二脫氫反應器(R-302)頂部的過熱器，出來的蒸汽降溫至588℃進入蒸汽過熱爐(F-301)B室，加熱至808℃后進入第一脫氫反應器(R-301)底部的混合器。來自乙苯分離部分或界區(qū)外的新鮮乙苯與來自苯乙烯分離部分的循環(huán)乙苯混合后，按照最低共沸組成控制流量進入乙苯蒸發(fā)器(E-301)。來自0.3MPa蒸汽管網(wǎng)的蒸汽按照最低共沸組成控制流量進入乙苯蒸發(fā)器(E-301)。乙苯蒸發(fā)器(E-301)用0.3MPa蒸汽作為熱源，蒸發(fā)溫度98℃。從乙苯蒸發(fā)器(E-301)出來的乙苯/水混合物蒸汽經(jīng)過熱器(E-304)回收脫氫產(chǎn)物熱量達到500℃后進入第一脫氫反應器(R-301)底部的混合器。第一脫氫反應器(R-301)進口溫度620℃，壓力0.056MPa(A)，出料溫度541℃。出料經(jīng)第二脫氫反應器(R-302)頂部的過熱器加熱至625℃后進入第二脫氫反應器(R-302)。第二脫氫反應器(R-302)的出料溫度為577℃，經(jīng)過過熱器(E-304)、中壓廢熱鍋爐(E-306)和低壓廢熱鍋爐(E-307)回收熱量后降溫至120℃。中壓廢熱鍋爐(E-306)產(chǎn)生0.3MPa飽和蒸汽經(jīng)汽包(V-303)送0.3MPa蒸汽管網(wǎng)，低壓廢熱鍋爐(E-307)產(chǎn)生0.04MPa飽和蒸汽送0.04MPa蒸汽管網(wǎng)。由低壓廢熱鍋爐(E-307)出來的脫氫產(chǎn)物壓力0.033MPa(A)，進入主冷凝器(E-320)后未冷凝的氣體進入后冷器(E-309)。由后冷器(E-309)出來的脫氫尾氣溫度38℃，進入壓縮機吸入罐(V-308)。主冷凝器(E-320)和后冷器(E-309)冷凝下來的液體進入油水分離器(V-305)。脫氫液分離部分:進入油水分離器(V-305)的液體溫度51℃，分層后上層油相為脫氫液，由脫氫液泵(P-301)送往苯乙烯分離部分的粗苯乙烯塔(T-401)。下層水相為含油工藝凝液，由冷凝液泵(P-302)輸送，經(jīng)過聚結器(V-306)和工藝水處理器(V-307)處理后進入汽提塔冷凝器(E-310)與汽提塔頂蒸汽換熱后再進入汽提塔(T-301)。汽提塔用0.04MPa蒸汽汽提，塔頂壓力0.041MPa(A)，溫度74℃，塔頂蒸汽經(jīng)汽提塔冷凝器(E-310)冷凝后回到油水分離器(V-305)。汽提塔釜的干凈工藝凝液溫度81℃，由汽提塔凝液泵(P-304)送往蒸汽凝液罐(V-701)。蒸汽凝液罐(V-701)中的工藝凝液一部分由蒸汽凝液泵(P-701)輸送，送往乙苯分離和苯乙烯部分供廢熱鍋爐發(fā)汽用；另一部分送往界區(qū)外中壓凝液管網(wǎng)。尾氣洗滌升壓部分:進入壓縮機吸入罐(V-308)的脫氫尾氣由尾氣壓縮機(C-301)升壓至0.06MPa進入壓縮機排出罐(V-309)切除水分，不凝氣經(jīng)尾氣冷卻器(E-312)冷卻后進入吸收塔(T-303)下部，吸收塔(T-303)頂用來自吸收劑冷卻器(E-313)的貧油洗滌，洗滌后的脫氫尾氣經(jīng)氫氣壓縮機(C-901)升壓至0.5MPa后送往烴化PSA氫提純部分。吸收塔(T-303)釜液由吸收塔塔釜泵(P-308)輸送經(jīng)吸收劑換熱器(E-314A/B)回收熱量后進入解析塔(T-304)頂部，在解析塔底部通入0.04MPa蒸汽。吸收塔釜液經(jīng)過汽提解析后變?yōu)樨氂?，由解析塔塔釜?P-309)輸送經(jīng)吸收劑換熱器(E-314A/B)回收熱量和吸收劑冷卻器(E-313)冷卻后進入吸收塔(T-303)頂部。解析塔頂氣體去主冷凝器(E-320)。另外需要注意由于C-301排出的粗氫氣中含有相當數(shù)量的水，這些水會在T-303塔釜沉積下來，故在T-303塔釜下端設有沉降區(qū)，沉積下來的水排往V-305。精餾系統(tǒng)工藝流程乙苯分離部分：由循環(huán)苯塔進料泵(P-204)輸送的穩(wěn)定塔(T-202)釜液進入循環(huán)苯塔(T-203)第41塊塔板。循環(huán)苯塔頂蒸出的苯蒸汽進入循環(huán)苯塔塔頂蒸汽發(fā)生器(E-210)冷凝，同時發(fā)生0.3MPa低壓蒸汽供裝置自用。循環(huán)苯塔頂壓力為0.65MPa，頂溫控制在154.3℃。循環(huán)苯塔塔頂蒸汽發(fā)生器(E-210)冷凝下來的液態(tài)苯進入循環(huán)苯塔回流罐(V-202)，然后由循環(huán)苯塔回流泵(P-206)輸送，一部分回到循環(huán)苯塔(T-203)塔頂，另一部分進入循環(huán)苯罐(V-203)。由循環(huán)苯塔(T-203)的第29、31或33板采出的苯/甲苯餾分送往苯/甲苯塔(T-404)。循環(huán)苯塔(T-203)的釜液由循環(huán)苯塔塔底泵(P-205)抽出，一部分送往循環(huán)苯塔重沸爐(F-104)加熱后返回循環(huán)苯塔(T-203)塔釜，另一部分送往乙苯精餾塔(T-204)中段。循環(huán)苯塔釜溫控制在240.4℃。乙苯精餾塔(T-204)塔頂蒸出的乙苯蒸汽進入乙苯精餾塔頂蒸汽發(fā)生器(E-212)冷凝，同時發(fā)生1.0MPa中壓蒸汽供裝置自用。乙苯精餾塔塔頂壓力為0.55MPa，頂溫控制在211℃。乙苯精餾塔頂蒸汽發(fā)生器(E-212)冷凝下來的液態(tài)乙苯進入乙苯精餾塔回流罐(V-204)，然后由乙苯精餾塔回流泵(P-210)輸送，一部分返回乙苯精餾塔頂，另一部分送往脫氫部分或裝置外罐區(qū)。乙苯精餾塔重沸器(E-213A、B)采用熱載體為熱源，釜溫控制在255℃。一部分釜液送往多乙苯塔(T-205)中段，另一部分由乙苯精餾塔底泵(P-209)送往烴化部分。多乙苯塔(T-205)塔頂蒸出的反烴化料蒸汽進入多乙苯塔頂空冷器(E-215)冷凝，冷凝下來的反烴化料液體進入多乙苯塔回流罐(V-205)，其中的不凝氣經(jīng)多乙苯塔尾氣冷卻器(E-218)冷卻后，由真空泵(P-215)輸送排大氣，冷凝液體一部分由多乙苯塔回流泵(P-212)輸送，一路返回多乙苯塔(T-205)塔頂，另一路送到真空泵(P-215)作為其工作液，使用后返回多乙苯塔回流泵(P-212)入口；另一部分冷凝液體由反烴化料泵(P-213)輸送到烴化部分。多乙苯塔(T-205)塔頂壓力控制在0.07MPa(A)，頂溫控制在159.8℃。多乙苯塔重沸器(E-216)以熱載體為熱源，釜溫控制在239.4℃。釜液由多乙苯塔底泵(P-211)輸送到高沸物罐(V-207)，然后由高沸物泵(P-214)分別送往殘油罐(V-330)和脫氫部分。苯乙烯分離部分：由脫氫部分送來的脫氫液與蒸發(fā)器釜液泵(P-407)送來的循環(huán)焦油混合后進入粗苯乙烯塔(T-401)中部，由NSI輸送泵(P-410)送來的新鮮NSI溶液進入粗苯乙烯塔(T-401)上部。粗苯乙烯塔(T-401)塔頂壓力0.024MPa(A)，頂溫控制在89℃。塔頂蒸汽排往粗塔冷凝器(E-413)和粗塔冷卻器(E-404)，冷凝下來的液體進入粗塔回流罐(V-401)，不凝氣經(jīng)粗塔鹽冷器(E-420)冷卻后由真空泵(P-420)排往蒸汽過熱爐(F-301)B室爐膛燒掉。粗塔回流罐(V-401)中的液體分層，少量水在底層經(jīng)排水罐(V-402)間歇排往油水分離器(V-305)，油層由粗塔回流泵(P-402)分兩路輸送，一部分回到粗苯乙烯塔(T-401)塔頂，另一部分送往乙苯回收塔(T-402)第28板。粗塔再沸器(E-402)用0.3MPa蒸汽為熱源，釜溫109℃，釜液由粗塔釜液泵(P-401)送往精苯乙烯塔(T-403)中部。乙苯回收塔(T-402)頂壓0.056MPa，頂溫120℃。塔頂氣體進入乙苯回收塔冷凝器(E-407)冷凝，冷凝下來的液體進入乙苯回收塔回流罐(V-404)分層，少量水在底層間歇排往油水分離器(V-305)，油層由乙苯回收塔回流泵(P-404)分兩路輸送，一部分回到乙苯回收塔(T-402)塔頂，另一部分送往苯/甲苯塔(T-404)中部。乙苯回收塔再沸器(E-406)用1.0MPa蒸汽為熱源，釜溫163℃，釜液為循環(huán)乙苯，由乙苯回收塔釜液泵(P-403)送往脫氫部分乙苯蒸發(fā)器(E-301)。苯/甲苯塔(T-404)頂壓0.13MPa，頂溫110℃。塔頂氣體進入苯/甲苯塔冷凝器(E-418)冷凝，冷凝下來的液體進入苯/甲苯塔回流罐(V-415)分層，少量水在底層間歇排往油水分離器(V-305)，油層由苯/甲苯塔回流泵(P-417)分兩路輸送，一部分回到苯/甲苯塔(T-404)塔頂，另一部分作為回收苯送往循環(huán)苯罐(V-203)。苯/甲苯塔再沸器(E-419)用1.0MPa蒸汽為熱源，釜溫147℃，釜液為濃度約80%的粗甲苯，由苯/甲苯塔釜液泵(P-416)輸送經(jīng)甲苯冷卻器(E-414)冷卻后送出界外。精苯乙烯塔(T-403)頂壓0.012MPa(A)，頂溫控制在79℃。塔頂氣體進入精塔冷凝器(E-409)冷凝，冷凝下來的液體進入精塔回流罐(V-405)，不凝氣經(jīng)精塔鹽冷器(E-410)冷卻后由真空泵(P-420)排往蒸汽過熱爐(F-301)B室爐膛燒掉。精塔回流罐(V-405)中的液體由精塔回流泵(P-406)分兩路輸送，一部分與來自TBC輸送泵(P-408)的TBC溶液混合后回到精苯乙烯塔(T-403)塔頂；另一部分作為苯乙烯產(chǎn)品，經(jīng)成品過冷器(E-412)冷卻到9℃后送往界區(qū)外。精塔再沸器(E-408)用0.3MPa蒸汽為熱源，釜溫98℃，釜液由精塔釜液泵(P-405)抽出后，一部分返回再沸器(E-408),提供再沸器的循環(huán)動力；另一部分送往薄膜蒸發(fā)器(E-401)。薄膜蒸發(fā)器(E-401)用1.0MPa蒸汽為熱源，蒸發(fā)溫度130℃，蒸發(fā)器蒸發(fā)后的揮發(fā)性組分返回到精苯乙烯塔(T-403)塔底，殘液作為苯乙烯焦油排往釜液罐(V-406)，由蒸發(fā)器釜液泵(P-407)抽出，大部分作為循環(huán)NSI進入粗苯乙烯塔(T-401),小部分排往界區(qū)外。輔助系統(tǒng)工藝流程燃料氣部分催化干氣是本裝置的燃料和主要原料，本裝置的5臺加熱爐耗用大量的燃料氣，在正常負荷時，本裝置消耗全廠催化干氣總量的半數(shù)以上。催化干氣與燃料氣聯(lián)系密切組成本裝置的燃料氣系統(tǒng)。來自裝置界區(qū)外的催化干氣進入烴化部分后分為三路，一路進入PSA部分的原料氣冷卻器(E-001)，在烴化反應部分停工而PSA部分繼續(xù)開工的情況下使用；第二路進入烴化反應部分的催化干氣分液罐(V-101)，作為烴化反應的原料；第三路進入燃料氣分液罐(V-114)，在裝置開工初期且PSA裝置停工時使用。來自吸收塔(T-201)頂?shù)臒N化尾氣分為兩路，一路進入PSA裝置作為其原料氣；另一路進入燃料氣分液罐(V-114)，在PSA裝置停工時使用。來自PSA部分的解吸氣分為三路，一路進入燃料氣分液罐(V-114)，在正常狀態(tài)下作為本裝置的燃料氣；第二路直接排往界區(qū)外燃料氣管網(wǎng)，在本裝置的5臺加熱爐和燃料氣分液罐(V-114)停用時使用。第三路排往火炬總管，在PSA部分開工初期使用。燃料氣分液罐(V-114)中的燃料氣分八路供本裝置的5臺加熱爐使用。燃料氣分液罐(V-114)設有壓力控制PIC-1001，將本裝置剩余的燃料氣送往界區(qū)外燃料氣管網(wǎng)。蒸汽及凝液回收部分為了在本裝置內做到能量的充分利用，本裝置設有1.0MPa、0.3MPa和0.04MPa三個等級的蒸汽管網(wǎng)。本裝置有4臺回收熱量產(chǎn)生蒸汽的廢熱鍋爐，它們和蒸汽凝液罐(V-701)組成本裝置的蒸汽及凝液回收系統(tǒng)。蒸汽凝液罐(V-701)有四股進料，一是來自界區(qū)外的脫鹽水，僅在開工或事故狀態(tài)下使用；二是來自汽提塔凝液泵(P-304)的工藝凝液；三是來自本裝置的低壓蒸汽凝液；四是來自PSA部分復水泵的汽輪機凝液。蒸汽凝液罐(V-701)中的凝液由蒸汽凝液泵(P-701)輸送，一部分進入本裝置中壓蒸汽凝液管網(wǎng)，再進入分離部分，經(jīng)過工藝凝液-反應產(chǎn)物換熱器(E-203)換熱后分別供循環(huán)苯塔塔頂蒸汽發(fā)生器(E-210)和乙苯精餾塔頂蒸汽發(fā)生器(E-212)發(fā)汽使用；第二部分進入脫氫部分供中壓廢熱鍋爐(E-304)和低壓廢熱鍋爐(E-307)發(fā)汽使用；第三部分作為本裝置的廢水送往界區(qū)外。為了保證在蒸汽凝液罐(V-701)和蒸汽凝液泵(P-701)沒有運行時不影響分離部分發(fā)汽，循環(huán)苯塔塔頂蒸汽發(fā)生器(E-210)和乙苯精餾塔頂蒸汽發(fā)生器(E-212)均設有來自界區(qū)外的脫鹽水管線。本裝置的1.0MPa過熱蒸汽有兩個來源，一是來自界區(qū)外1.0MPa蒸汽管網(wǎng)；二是由分離部分的乙苯精餾塔頂蒸汽發(fā)生器(E-212)發(fā)汽，并經(jīng)熱載體加熱爐(F-101)對流段過熱后產(chǎn)生。本裝置的0.3MPa飽和蒸汽有四個來源，一是由1.0MPa蒸汽減溫減壓產(chǎn)生；二是來自尾氣壓縮機C-301汽輪機的背壓蒸汽；三是循環(huán)苯塔塔頂蒸汽發(fā)生器(E-210)的發(fā)汽；四是中壓廢熱鍋爐汽包(V-303)的發(fā)汽。本裝置的0.04MPa飽和蒸汽來自低壓廢熱鍋爐(E-307)的發(fā)汽。熱載體部分：熱載體由罐區(qū)裝入熱載體罐(V-108)，罐中熱載體由熱載體泵(P-118)輸送進入加熱爐(F-101)加熱至300℃。然后再分別送往乙苯精餾塔重沸器(E-213A、B)和多乙苯塔重沸器(E-216)，出來的熱載體再進入穩(wěn)定塔重沸器(E-209)，最終溫度降至254℃返回熱載體罐(V-108)。在加熱使用過程中，熱載體罐內應用0.05MPa氮氣密封，防止高溫下熱載體發(fā)生氧化裂解現(xiàn)象。制冷部分：本裝置的制冷系統(tǒng)是由溴化鋰吸收制冷和氨壓縮制冷組合的兩級復迭制冷系統(tǒng)，采用乙二醇水溶液為冷工質，同時向苯乙烯裝置提供4~6℃的冷量和向界區(qū)外EPS裝置提供2℃的冷量。由各用戶返回的冷工質溫度約9℃，首先經(jīng)過溴化鋰吸收制冷系統(tǒng)降溫至6℃（冬季停用），然后一部分經(jīng)氨壓縮制冷系統(tǒng)降溫至2℃，然后其余的冷工質與一部分2℃的冷工質混合降溫至4~6℃供苯乙烯裝置使用，另一部分2℃冷工質直接供界區(qū)外EPS裝置使用。密閉排放部分本裝置生產(chǎn)過程中排放及可能排放的液體，幾乎都是有毒有害或易燃易爆的液體。為了避免在排放過程中污染環(huán)境及對操作人員造成損害，特設密閉排放系統(tǒng)。除了幾乎是純水的工藝凝液排往電廠、地表沖刷水排往廠區(qū)地下污水管網(wǎng)外，其它液體均分類排往兩個密閉排放系統(tǒng)。來自烴化和乙苯分離部分的排放液體排往密閉排放罐V-119，最終送往罐區(qū)烴化液罐V-504。來自脫氫和苯乙烯分離的排放液體排往密閉排放罐V-325，最終送往罐區(qū)脫氫液罐V-503。真正排往界區(qū)外的高沸物和焦油，先排往殘油罐V-330，最終作為燃料油排往界區(qū)外?；鹁嫦到y(tǒng)本裝置在操作過程中有時會因工藝參數(shù)波動外排少量可燃氣體，在有些事故狀態(tài)下可能有大量可燃氣體排放。為了保證裝置氣體能夠安全向界區(qū)外的火炬系統(tǒng)排放，特設火炬分液罐V-801和火炬氣凝液泵P-801。本裝置排火炬氣體在V-801進行氣液分離，保證排火炬的氣體不帶液。V-801中的液體由P-801輸送排往V-119或罐區(qū)脫氫液罐。乙苯?jīng)_洗系統(tǒng)由于苯乙烯非常容易聚合，有可能造成管路堵塞，故本裝置設有乙苯?jīng)_洗系統(tǒng)。來自界區(qū)外罐區(qū)的乙苯進入乙苯?jīng)_洗總管，然后分五路送往脫氫部分的尾氣壓縮機(C-301)、粗苯乙烯塔(T-401)進料及釜液泵(P-401)、精塔冷凝器(E-409)進料、精塔釜液泵(P-405)、NSI輸送泵(P-410)。罐區(qū)聯(lián)合裝置罐區(qū)共有儲罐11臺，密閉排放罐1臺，機泵13臺。罐區(qū)儲存有聯(lián)合裝置所需原料苯和戊烷，開工過程產(chǎn)生的烴化液和脫氫液，分離過程可能產(chǎn)生的不合格乙苯和不合格苯乙烯，合格的中間產(chǎn)品乙苯和產(chǎn)品苯乙烯。為了防止污染環(huán)境和對操作人員造成損害，罐區(qū)所有排放的有機液體均排往密閉排放罐，然后根據(jù)情況再排往烴化液罐或脫氫罐。罐區(qū)各罐排放的氣體分三種情況進行處理，原料苯罐(V-502A/B)、脫氫液罐(V-503)、烴化液罐(V-504)及不合格乙苯罐(V-507)的排空氣體經(jīng)E-502回收有機物后排大氣，回收的液體返回脫氫液罐。乙苯罐的排空氣體經(jīng)E-504回收乙苯后排大氣，回收的乙苯返回乙苯罐。苯乙烯及不合格苯乙烯罐各自設有循環(huán)冷卻器，保證罐內液體的溫度低于15℃，將排放的苯乙烯氣體減少到最少。罐區(qū)各罐中烴化液罐、脫氫液罐、乙苯罐和不合格乙苯罐由罐區(qū)崗位管理。真空解吸氣緩沖罐V-003排出的氣體進入解吸氣壓縮機GB-002將解吸氣升壓后排往界區(qū)外燃料氣管網(wǎng)。裝置平面布置設備明細表塔類（反應器類）明細表見表1見表1塔類（反應器類）一覽表序號設備名稱工藝編號數(shù)量規(guī)格mm型式設計條件溫度℃壓力MPa1烴化反應器R-1011φ2600×22310立式絕熱固定床反應器410/5351.08/0.982反烴化反應器R-1021φ1600×13520立式絕熱固定床反應器430/5301.08/0.983再生氣脫硫器D-1011φ2000×14187橢圓封頭立式600.944再生氣干燥器D-1021φ2000×14239橢圓封頭立式2300.95第一脫氫反應器R-3011φ=3000TL/TL=9000軸徑向650/8150.21/－0.1序號設備名稱工藝編號數(shù)量規(guī)格mm型式設計條件溫度℃壓力MPa6第二脫氫反應器R-3021φ=3250TL/TL=1620軸徑向650/8150.21/－0.17吸收塔T-2011φ1200/φ2000×12/14H=33101浮閥塔800.72/FV8穩(wěn)定塔T-2021φ1600/φ2000/φ3000×12/14/16H=46520填料塔2000.89乙苯精餾塔T-2041φ2800×26，H=59540填料塔2850.710多乙苯塔T-2051φ1800×14，H=31997填料塔260FV11汽提塔T-3011φ=1200TH=17110大孔篩板1500.58/FV12吸收塔T-3031φ=800H=22710填料塔650.25/FV13解吸塔T-3041φ=1000TL/TL=15360填料塔1400.25/FV14粗苯乙烯塔T-4011φ=4400TL/TL=54450填料塔1300.25/FV15乙苯回收塔T-4021φ=1200TL/TL=23560大孔篩板2000.28/FV16精苯乙烯塔T-4031φ=2600/1300TL/TL=27120/2850填料塔1300.25/FV17苯、甲苯塔T-4041φ=800TL/TL=24220填料塔1800.34容器類明細表見表2表2容器類明細表序號設備名稱工藝編號數(shù)量規(guī)格mm容積m3設計條件溫度℃壓力MPa1催化干氣分液罐V-1011φ1600×3520×108.3601.02熱載體罐V-1081φ3000×11920×14922800.33/F.V3氮壓機入口分液罐V-1091φ2000×3720×1414500.944燃料氣分液罐V-1141φ1600×3920×129.1650.95儀表空氣罐V-1161φ3000×7120×1458550.666地下污油罐V-1191φ=2000L=220012.12000.35/F.V7穩(wěn)定塔回流罐V-2011φ600×10，L=705213.4600.558循環(huán)苯塔回流罐V-2021φ3000×14，L=9600641700.66/FV9循環(huán)苯罐V-2031φ2600×14，L=980049.61600.66/FV10乙苯精流塔回流罐V-2041φ2800×14，L=9900582250.44/FV11多乙苯塔回流罐V-2051φ1600×12，L=5300101300.2FV12甲苯罐V-2061φ2600×14，L=980049.6650.2/FV13高沸物罐V-2071φ1200×8，L=48505.0600.2/FV14真空系統(tǒng)密封罐V-2081φ500×5，L=15000.24600.2/FV15磷酸鹽加藥器（一）V-2101φ600/700，H=15000.51501.816連續(xù)排污擴容器（一）V-2111φ600×6，H=39401.11600.617定期排污擴容器（一）V-2121φ2000×8，H=35757.51500.318磷酸鹽加藥器（二）V-2141φ600/700，H=15000.51501.819連續(xù)排污擴容器（二）V-2151φ6600×6，H=39401.11900.620定期排污擴容器（二）V-2161φ2000×8，H=35757.51900.321汽包V-3031φ=1500L=45008.982000.58/全真空22油水分離器V-3051φ=3000L=1012079.2750.25/全真空23聚結器V-3061φ=2200L=452020.2750.8/全真空24工藝水處理器V-307/S2φ=2000H=4800141000.8/全真空25壓縮機吸入罐V-3081φ=1500H=24205.3800.25/全真空26壓縮機排出罐V-3091φ=1200H=26203.51100.26/全真空27間歇排放罐V-3161φ=800H=15000.91200.2/F.V28主蒸汽分液罐V-3201φ=1400H=34206.81700.4/F.V29水封罐V-3231φ=1200H=25203.4650.25/全真空30密閉排放罐V-3251φ=2000L=2200122000.35/全真空31殘油罐V-3301φ=2000L=300011.81400.35F.V32精塔回流罐V-4011φ=2200L=482021.41000.20/全真空33排水罐V-4021φ=500H=8000.181000.25/全真空34真空泵密封罐V-4031φ=800L=14500.9650.35/全真空35乙苯回收塔回流罐V-4041φ=900L=17501.341350.28/全真空36精塔回流罐V-4051φ=800H=16000.94700.20/全真空37釜液罐V-4061φ=400H=11750.21700.25/全真空38TBC液解罐V-4071φ=1300/450H=2300/7004.4650.20/全真空39NSI溶解罐V-4091φ=1200/350H=2300/7002.36650.240苯/甲苯塔回流罐V-4151φ=1200H=30003650.34/全真空41NSI廢水池V-42011900×1900×22502.96542冷凍鹽水罐V-6011φ4000×6200×1077.82常壓43低壓凝液閃蒸罐V-7011φ=2800L=700048.851340.21244火炬分液罐V-8011φ2800×6900×1248.73750.345苯乙烯罐V-501A/B/C3φ14500×11500拱頂2000110/50正壓1788負壓151246新鮮苯罐V-502A/B2φ17000×14256內浮頂3000110/40正壓2100負壓173647脫氫液罐V-5031φ11000×11000拱頂1000110/50正壓1707負壓159348烴化液罐V-5041φ11000×11000拱頂1000110/50正壓1707負壓159349不合格苯乙烯罐V-5051φ11000×11000拱頂1000110正壓1707負壓159350乙苯罐V-5061φ13500×11000拱頂1500110/50正壓1792負壓150851不合格乙苯罐V-5071φ13500×11000拱頂1500110正壓1792負壓150852戊烷油罐V-5081φ12300×20球罐100050.0/-150.3/-0.153密閉排放罐V-5091φ800×18001600.98爐類明細表見表3表3爐類明細表序號位號設備名稱熱負荷KW型式火嘴1F-101熱載體加熱爐21261圓筒爐122F-102循環(huán)苯/反烴化料加熱爐8750圓筒爐63F-103再生氣加熱爐1279圓筒型盤管14F-104循環(huán)苯塔底重沸爐20325圓筒型盤管125F-301蒸汽過熱爐方箱爐14冷換設備表見表4表4冷換設備表序號設備名稱工藝編號數(shù)量規(guī)格換熱介質換熱面積m2換熱管mm熱負荷kw管程殼程1乙苯回收塔冷卻器E-407125.45φ25×4500571海水甲苯等2精塔再沸器E-4081235.6φ25×25002403高沸物低壓蒸汽3精塔冷卻器E-4091φ19×60002870循環(huán)水苯乙烯水凝氣4精塔鹽冷卻器E-410112.9φ19×300015乙二醇冷凍水苯乙烯不凝氣5成品過冷器E-412133.4φ19×5000182苯乙烯乙二醇冷凍水6粗塔冷凝器E-4131495φ25×60008879水，海水甲苯，乙苯7甲苯冷卻器E-41412.4φ32×7000×416海水甲苯8苯、甲苯塔冷卻器E-418138φ25×300520海水苯9苯、甲苯塔再沸器E-419127φ19×1500476甲苯低壓蒸汽10粗塔鹽冷器E-420120.9φ19×300021乙二醇冷凍水芳烴11苯乙烯循環(huán)冷卻器E-5011119苯乙烯12罐區(qū)放空冷凝器E-502116.7乙二醇水溶液13不合格苯乙烯罐循環(huán)冷卻器E-503125苯乙烯14乙苯罐放空冷凝器E-50413.7乙二醇水溶液15原料氣冷卻器E-001156.5烴化尾氣/凝液冷凍水16解吸氣加熱器E-0021341真空解吸氣中壓蒸汽17解吸氣冷卻器E-0031380真空解吸氣循環(huán)水18氫氣冷卻器E-004145粗氫氣循環(huán)水19氫氣壓縮機冷卻器E-006AX、BX2空冷明細表見表5表5空冷明細表泵類明細表見表6表6泵類明細表位號設備名稱工藝編號數(shù)量泵參數(shù)電機參數(shù)揚程m流量流量m3/h軸功率kW電壓V電流A1熱載體泵P-11821107603156000362液下泵P-12013穩(wěn)定塔進料泵P-201277118.145380844吸收塔中間泵P-20223110.4843808.25穩(wěn)定塔回流泵P-20328249.418.538035.56循環(huán)苯塔進料泵P-204270138.74538083.27循環(huán)苯塔底泵P-205298794.3250600029.78循環(huán)苯塔回流泵P-2062116257.61603802889循環(huán)苯泵P-2072142108.2110380199.710苯/甲苯送料泵P-20818720.3218.538035.511乙苯精餾塔底泵P-20927913.4113802212乙苯精餾塔回流泵P-2102130198110380199.713多乙苯塔底泵P-2111452.783.03806.414多乙苯塔回流泵P-2122623018.538035.515反烴化料泵P-21321906.71538029.416高沸物泵P-2142452.7833806.417乙苯真空泵P-215218脫氫液泵P-3012893018.538035.519冷凝液泵P-30225646.51538029.420汽提塔釜泵P-304221吸收塔釜泵P-30825012.55.53801122解吸塔釜泵P-30924610.74.0380823殘液泵P-3102603.122.23805.624密閉排污泵P-312125噴射泵P-320126粗苯塔釜液泵P-4012893018.538035.527粗笨塔回流泵P-402267188.575380136.428乙苯回收塔釜泵P-403229乙苯回收塔回流泵P-4042509.54.0380830精塔回流泵P-4062783418.538035.531蒸發(fā)器齒輪泵P-407232TBC計量泵P-408233NSI計量泵P-410234NSI廢水泵P-411135苯/甲苯塔釜泵P-4162401.52.23804.736苯/甲苯塔回流泵P-4172826.31138021.837苯乙烯真空泵P-420238鹽水泵P-6012672756738016239蒸汽凝液泵P-70121507955.7380136.440放空凝液泵P-80112925.65.53801141雨水泵P-901342苯乙烯循環(huán)/輸送泵P-50127161303805743新鮮苯進料泵P-5022132122238042.244脫氫液進料泵P-503112030303805745烴化液進料泵P-5041170809038016246不合格苯乙烯進料泵P-505111838373807047乙苯進料泵P-506113014.672238042.248不合格乙苯進料泵P-5071140707538013649戊烷油泵P-508217120.5373807050苯乙烯裝船泵P-5091792307538013651乙苯?jīng)_洗泵P-51011246.02238042壓縮機明細表見表7表7壓縮機明細表位號名稱轉速r/min功率Kw排氣量Nm3/h壓力（MPaA）電機吸入排出功率Kw電壓VC-101氮氣壓縮機333418530.61.055006000C-301尾氣壓縮機0.162汽輪機驅動C-901氫氣增壓機367233500.140.62506000M-601冷凍機2960368制冷量：12595606000原材料和產(chǎn)品控制本裝置原料和產(chǎn)品質量指標以及操作參數(shù)以當年有效工藝卡片為準，化工原材料的質量指標執(zhí)行《化工原材料標準匯編》現(xiàn)行有效標準。操作方法PSA裝置操作法PSA裝置的目的和任務PSA裝置的目的

在安全平穩(wěn)的前提下，取得最高的產(chǎn)品收率和最好的產(chǎn)品量，為加氫裝置提供所需要的氫氣。PSA裝置的任務

在原料氣組份和溫度一定的情況下，盡量提高吸附壓力，降低解吸壓力，保證產(chǎn)品純度，提高氫氣回收率。提高裝置的效益。PSA裝置的特點PSA裝置的操作特點原料氣組份特別復雜，既有少量較難吸附的重組份，總雜質含量又高。原料氣壓力低，氫含量低，產(chǎn)品收率要求高。PSA裝置的技術特點本裝置比傳統(tǒng)流程增加了TSA原料氣預處理部分，能脫除大部分C4以上雜質，有效地保證了后續(xù)PSA吸附劑的壽命，并對原料組份的變化起緩沖作用。PSA部分采用6－2－3PSA技術，即六個吸附塔始終有兩個處于吸附狀態(tài)，每循環(huán)中三次均壓，真空解吸。采用常溫脫氧催化劑，簡化工藝流程。自動化控制水平高，具有事故自檢，聯(lián)鎖處理功能，提高了裝置運行的可靠性。PSA程控閥選用專利產(chǎn)品，具有體積小，動作快，密封性能好，壽命長優(yōu)點。PSA裝置操作必須遵循以下原則生產(chǎn)中要平穩(wěn)操作，調節(jié)參數(shù)要穩(wěn)妥緩慢，幅度要小，防止系統(tǒng)的波動。對影響生產(chǎn)的參數(shù)必須準確判斷，對操作的調整必須準確迅速。嚴格遵循工藝卡片，在調節(jié)過程中堅決執(zhí)行工藝紀律。對產(chǎn)生非正常工況的原因要正確分析及時處理，不誤操作使事態(tài)擴大。嚴禁將水帶入預處理和PSA部分。切實執(zhí)行崗位責任制。正常操作調節(jié)非正常操作法事故處理裝置開工裝置總體開工步驟本裝置PSA部分的開工與其它部分關系不大，不在總體開工步驟中論述。無烴化液開工步驟裝置建成后首次開工時，沒有儲備的烴化液，在沒有購買和儲備乙苯的情況下，可以考慮采用無烴化液開工步驟。這種開工方式可以節(jié)省首次開工的原料費用，但開工時間較長，開工過程控制難度較大，同時在積累合格乙苯供脫氫部分開工的過程中，會多消耗一定數(shù)量的軟化水和蒸汽。無烴化液開工的總體開工步驟如下：熱載體系統(tǒng)升溫，同時烴化部分通過開工循環(huán)線進行苯循環(huán)升溫，當進行到苯循環(huán)升溫末期時投用凝液回收系統(tǒng)。b.T-203開工，維持回流量60000kg/h全回流操作，產(chǎn)生的回收蒸汽并入0.3MPaG蒸汽管網(wǎng)。注意這時因塔釜物料為純苯，釜溫和F-104出口溫度與正常值相差較大，控制時以保持頂溫、頂壓和回流量達到控制指標為準。c.在沒有循環(huán)吸收劑的情況下，按總量為9000Nm3/h投催化干氣，為了減少烴化尾氣帶走過多的苯，應加大E-205海水量，使TI-2008低于40℃。e.當T-203釜溫逐漸上升時，逐步加大F-104燃料氣量和提高回流至正常值。塔釜液面過高時可先送往罐區(qū)烴化液罐，分析合格后送T-204塔。f.T-204、T-205按順序開工，T-204釜液作為循環(huán)吸收劑送到T-201后，將催化干氣總量逐步提到18000Nm3/h。g.脫氫部分真空試驗合格后開始氮氣循環(huán)升溫，使R-301、R-302床層溫度達到200℃以上，然后開始主蒸汽升溫。h.當R-301入口溫度達到550℃后開始半負荷向脫氫部分投乙苯，產(chǎn)生的脫氫尾氣先排大氣。i.T-401塔開工，注意及時投NSI以防止聚合。苯乙烯分離部分按順序開工。j.苯乙烯分離部分開工穩(wěn)定后脫氫部分投用尾氣洗滌系統(tǒng)，啟動C-301和C-901抽真空，達到設計真空度后逐步提高乙苯投料量，同時調整水烴比，最終達到設計指標。k.調整苯乙烯分離部分負荷，投用薄膜蒸發(fā)器。有烴化液開工步驟如果首次開工時購買并儲存了足夠的乙苯，或是停工后再次開工時有足夠的烴化液和乙苯儲備，可以采用有烴化液開工步驟。這種開工方式開工時間短，開工過程容易控制，軟化水的消耗最少并且可以多回收乙苯分離部分的副產(chǎn)蒸汽。有烴化液開工的總體開工步驟如下：a.熱載體升溫，烴化部分苯循環(huán)升溫，T-203塔用苯開工進行半負荷全回流操作，產(chǎn)生0.3MPaG回收蒸汽并入蒸汽管網(wǎng)。b.脫氫部分真空試驗合格后進行氮氣循環(huán)升溫，使R-301、R-302床層溫度達到200℃以上，然后開始主蒸汽升溫。c.當R-301入口溫度達到550℃后開始由罐區(qū)半負荷向脫氫部分投乙苯，產(chǎn)生的脫氫尾氣先排大氣。e.在T-203塔用苯開工穩(wěn)定后，T-201、T-202用氮氣充至操作壓力，然后由罐區(qū)將烴化液送進T-201塔釜，T-201、T-202塔按順序開工。f.當T-203釜溫逐漸上升時，逐步加大F-104燃料氣量和提高回流至正常值。塔釜液面過高時可先送往罐區(qū)烴化液罐，分析合格后送T-204塔。g.T-204、T-205按順序開工，T-204釜液作為循環(huán)吸收劑送到T-201后，將催化干氣總量逐步提到18000Nm3/h。h.T-401塔開工，注意及時投NSI以防止聚合。苯乙烯分離部分按順序開工。i.當T-204塔產(chǎn)生的回收蒸汽并入1.0MPaG蒸汽管網(wǎng)后，脫氫部分投用尾氣洗滌系統(tǒng)，啟動C-301和C-901抽真空，達到設計真空度后逐步提高乙苯投料量，同時調整水烴比，最終達到設計指標。j.調整苯乙烯分離部分負荷，投用薄膜蒸發(fā)器。裝置總體停工步驟在正常停工時，應按如下原則進行。首先停烴化反應部分，然后停脫氫部分和苯乙烯分離部分，這時乙苯分離部分產(chǎn)生的蒸汽先放空，最后停乙苯分離部分。由于PSA部分的停工與本裝置其它部分關系不大，故不在總體停工步驟中敘述。各部分的停工步驟和注意事項如下：烴化反應及乙苯分離部分停工：a.首先按從下至上的原則先停R-101的催化干氣進料，然后停R-102的反烴化料進料。b.將E-205的反應產(chǎn)物由去T-201改為去V-203，將烴化反應系統(tǒng)改為苯循環(huán)。c.F-102以40~50℃/h的速度降溫，當F-102出口溫度降至300℃時通過開工循環(huán)線將R-101和R-102切出系統(tǒng)。同時停T-202塔釜熱載體，在V-201液面低于2%后停P-203。d.當F-102爐膛溫度降至200℃以下時，F(xiàn)-102熄火燜爐降溫。e.當循環(huán)苯溫度降至40℃時停P-207和T-201頂循環(huán)吸收液。f.依次降低T-201、T-202液面，當液面低于2%后依次停P-202、P-201和P-204。g.啟動P-207將V-203中的循環(huán)苯送往罐區(qū)苯罐，當V-203液面低于2%后停P-207。h.將T-201、T-202、V-201和V-203中的殘余物料排往V-119，最后由P-120送往罐區(qū)烴化液罐。i.停工過程中要注意調整乙苯分離部分的操作參數(shù)，保證E-210、E-212兩臺廢熱鍋爐正常運行。j.停工后如需對裝置進行置換，首先通過排火炬的方法將系統(tǒng)降至常壓，然后用氮氣吹掃R-101、R-102，最后用蒸汽吹掃系統(tǒng)其他部分。特別注意不能將蒸汽串入R-101、R-102。脫氫部分及苯乙烯分離部分停工a.以3000kg/h的速度逐步減少乙苯進料量，同時保證去E-301的蒸汽流量為3500kg/h以防止E-304管程出口溫度過高。降乙苯進料的過程中逐步提高水烴比，并且主蒸汽始終不低于18000kg/h。b.當乙苯進料量降到滿負荷的50%時，首先將T-401的塔頂和塔釜出料改為去罐區(qū)脫氫液罐，并開始以20~30℃/h的速度降低T-401釜溫。當釜溫降至50℃以下時停E-402加熱蒸汽，同時停T-401回流，進料改為直接去罐區(qū)脫氫液罐。T-401停進脫氫液后改為進乙苯進行沖洗，以防殘留的苯乙烯在塔內聚合。乙苯?jīng)_洗8小時后停T-401塔，殘存物料排往V-325，再由P-312泵送往罐區(qū)脫氫液罐。c.當乙苯進料量降到滿負荷的50%時，開始以10kPa/h的速度提高脫氫反應系統(tǒng)的壓力，同時降低R-301和R-302的入口溫度，保證當乙苯進料停止時入口溫度降至550℃。當C-301返回閥全開后停C-301并關閉其入口閥，停尾氣洗滌系統(tǒng)，尾氣由V-323放空。d.當乙苯進料全部停止兩小時后，逐步將主蒸汽流量降至8000kg/h。降主蒸汽過程中保持R-301和R-302的入口溫度在550℃，同時調整進E-301的蒸汽量，使E-304管程出口溫度在400℃以內。e.當P-301出口流量FI-3103指示為零時，說明已經(jīng)沒有新的脫氫液產(chǎn)生，這時應提高V-305的界面液位LC-3105的給定值，使殘存在V-305中的脫氫液全部溢流到V-305油相室內。當LC-3104液面低于10%以后，停P-301泵，V-305油相室內的殘存液體排往V-325。f.當R-301和R-302的入口溫度在550℃吹掃兩小時后逐步降低F-301出口溫度，必要時逐個關閉F-301火咀。g.當R-301和R-302的入口溫度降至200℃時F-301熄火，停主蒸汽和進E-301的蒸汽。從主蒸汽線往脫氫反應系統(tǒng)送氮氣，以小流量吹掃反應器3小時將其溫度降至50℃后停氮氣。吹掃開始的同時打開F-301的煙道擋板和風門使其自然通風降溫。h.適時停廢熱鍋爐和凝液回收系統(tǒng)。將脫氫系統(tǒng)殘存物料吹掃排往V-325。j.當T-401停工后，T-402、T-403和T-404依次停工，停工時各塔釜降溫速度控制在30℃/h以內。停工后各塔殘存物料排往V-325，并由P-312送往罐區(qū)脫氫液罐。T-403停工時要進行乙苯清洗。乙苯分離部分停工a.當烴化反應部分停催化干氣后T-203塔進料逐漸變?yōu)榧儽剑@時如果脫氫部分尚未停工，仍需保證裝置的正常蒸汽用量。在烴化部分苯循環(huán)未結束之前，T-203塔釜停止出料，T-204塔改為全回流操作。當烴化部分苯循環(huán)結束后T-203塔也改為全回流操作暫時保證裝置正常用汽。b.當停止向F-102進反烴化料時反烴化料經(jīng)E-217冷卻后送往V-207，最終由P-214送往罐區(qū)烴化液罐。c.當T-204塔改為全回流操作后以20℃/h的速度降低T-205釜溫，停T-205塔釜采出，停P-215泵，T-205改為正壓操作。d.當T-205釜溫降至50℃后停E-216熱載體，適時停P-212，V-205和T-205中的物料由P-213和P-211輸送，經(jīng)E-217冷卻后送往V-207，最終由P-214送往罐區(qū)烴化液罐。e.當脫氫部分C-301停車后以20℃/h的速度降低F-101溫度，E-212回收蒸汽由去1.0MPaG蒸汽管網(wǎng)改為放空，逐步減少T-204塔回流。降溫過程中必要時逐個關閉F-101火咀。f.當F-101爐膛溫度低于200℃時熄火，使其自然通風降溫。當F-101出口溫度低于90℃后熱載體改經(jīng)E-123冷卻降溫，直到V-108罐現(xiàn)場溫度計指示低于40℃后停P-118。T-204塔停工后塔內及回流罐中殘存液體排往V-119。g.當脫氫部分反應器停進乙苯并開始進行蒸汽吹掃時，F(xiàn)-104以20℃/h的速度降溫，并緩慢減少塔頂回流量。E-210產(chǎn)生的回收蒸汽逐步由并入0.3MPaG蒸汽管網(wǎng)改為排大氣，改線過程中要保持蒸汽管網(wǎng)壓力穩(wěn)定。h.當F-104爐膛溫度低于220℃后熄火和停C-102燜爐降溫，當T-203釜溫低于50℃時停P-205。j.T-203塔停工后塔內及回流罐中殘液排往V-119。k.V-119中物料最終經(jīng)P-120排往罐區(qū)烴化液罐。烴化崗位操作法本崗位任務及責任范圍本崗位負責PSA裝置及苯乙烯裝置烴化部分的開停工和正常運行，負責熱載體系統(tǒng)的開停工和正常運行，負責罐區(qū)烴化液罐的收送料操作，負責密閉排放罐V-119的操作，負責烴化催化劑的再生操作和燃料氣系統(tǒng)的操作。本崗位的內操在中控室內通過DCS控制系統(tǒng)負責進行PSA裝置及苯乙烯裝置烴化部分的開停工操作及正常運行時的監(jiān)控和工藝參數(shù)的調整工作，并在各種不正?；蚴鹿薁顟B(tài)下使所負責的裝置和工藝過程恢復正常運行或安全停工。本崗位的外操在裝置開停工時由班長領導與其它崗位的外操一道負責完成開停工過程中的現(xiàn)場操作，并負責所管轄的裝置及工藝設備的現(xiàn)場巡檢和備用設備的切換操作。開工步驟引燃料氣本裝置引燃料氣有兩種情況，一是PSA部分已經(jīng)開工運行，其解吸氣即是本裝置的燃料氣；二是PSA部分未開工，需要引進催化干氣作為本裝置的燃料氣。引燃料氣的步驟如下：a.轉好燃料氣分液罐(V-114)進出料流程；b.FRQ-1001、FRQ-1002及PIC-1001投用；c.根據(jù)進料的兩種不同情況，用不同的方法引進燃料氣。PSA已經(jīng)開工時：手動打開XV-1001和XV-1010，PIC-1001全開。然后在現(xiàn)場緩慢打開GB-002出口進燃料氣分液罐(V-114)閥門，同時逐漸關閉GB-002出口直接去廠區(qū)燃料氣管網(wǎng)閥門。最后將PIC-1001投自控。PSA未開工時：轉好催化干氣分液罐(V-101)進料流程，注意在烴化反應部分投干氣前FQ-1100的端閥和旁路閥應關閉。PIC-1001投自控，手動打開XV-1004，緩慢打開催化干氣進裝置閥門。d.當烴化部分有烴化尾氣產(chǎn)生時，在保證V-114燃料氣壓力穩(wěn)定的前提下，逐步關閉XV-1004。PSA裝置開工正常開工步驟PSA裝置開工前應進行氣密試驗和真空試驗，然后后進行系統(tǒng)置換，合格后將系統(tǒng)壓力降至微正壓再按下列步驟開工。a.轉好流程，投用相關儀表（在線分析儀暫不投用）。b.手動全開FC-008，GB-002暖機開車，先控制轉速在7600rpm，以后根據(jù)需要升速。c.在DCS的液壓系統(tǒng)操作畫面上，“MAN”狀態(tài)下點動液壓系統(tǒng)的“START”運行按鈕(A.B兩泵任選一臺)，將液壓系統(tǒng)投入運行。待液壓系統(tǒng)壓力應升至4.0～5.0MPaG后，將手/自動按鈕“MAN/AUTO”設為“AUTO”狀態(tài)。d.在DCS操作畫面上，將預處理系統(tǒng)和VPSA系統(tǒng)的手自動按鈕“MAN/AUTO”設為“MAN”狀態(tài)，然后依次點動預處理系統(tǒng)和VPSA系統(tǒng)的“START”按鈕，使系統(tǒng)開始空運行。e.打開真空泵進出口閥和入口旁路閥，啟動真空泵系統(tǒng)。f.緩慢打開原料氣進口閥，通過原料氣流量調節(jié)閥FICR-001逐漸向系統(tǒng)內投料，投料速度不宜過快，應保持在每分鐘吸附塔壓力上升0.1MPa左右。如果是以烴化尾氣為原料氣，操作要緩慢進行，同時要進行V-114燃料氣切換操作，保證苯乙烯裝置燃料氣供應平穩(wěn)。適時調整FC-008，防止真空泵出口憋壓。g.在DCS上將產(chǎn)品氫放空回路PIC-012設定為自動狀態(tài)，設定值為0.45MPa，將開車初期不合格的產(chǎn)品氫放入燃氣管網(wǎng)。h.當運行一段時間VPSA出口氫氣純度大于98%后投用在線分析儀表。i.當產(chǎn)品氫氣的氧含量小于100ppm、CO+CO2含量小于30ppm后，打開氫壓機入口截止閥和產(chǎn)品氫去燃料氣管網(wǎng)閥門，啟動氫氣壓縮機，手動打開XV-040。氫氣壓縮機運行平穩(wěn)后將產(chǎn)品氫緩慢改為去加氫車間。j.調整原料氣進料量、FC-008開度及GB-002轉速，使裝置進入滿負荷運行狀態(tài)。k.系統(tǒng)轉入正常運行后，將預處理和VPSA部分的“MAN/AUTO”按鈕設到“AUTO”狀態(tài)。此時，自動聯(lián)鎖功能投入運行。熱載體的準備熱載體的充裝：本裝置熱載體罐(V-108)的有效容積為70m3，罐外熱載體循環(huán)所占的容積為86m3，考慮熱膨脹因素后熱載體的總裝填量為95噸。充裝前熱載體系統(tǒng)應用空氣做0.2MPa的氣密試驗，確認系統(tǒng)沒有泄漏點。充裝采用連續(xù)補充充裝法，即先向熱載體罐(V-108)充裝95%液面的熱載體，然后啟動熱載體泵(P-118)將罐內的熱載體送往罐外熱載體系統(tǒng)，同時向罐內繼續(xù)補充剩余的熱載體，補充完后停熱載體泵。熱載體循環(huán)：a.轉好熱載體正常運行流程。b.投用熱載體系統(tǒng)所有儀表。c.PIC-1208投自控。d.啟動熱載體泵(P-118)，手動調節(jié)PIC-1209，使FR-1212流量在750m3/h后進行熱載體加熱爐(F-101)點火升溫操作。如果是裝置首次開工，或是熱載體系統(tǒng)經(jīng)檢修及水運轉后，由于熱載體系統(tǒng)有水，還需要進行脫水。脫水步驟如下：a.轉好熱載體加熱爐(F-101)點火升溫流程。b.加熱爐(F-101)點火升溫，用FRC-1211控制燃料氣量，保證熱載體升溫速度不超過10℃/h。c.當熱載體溫度達到90℃時，每隔半小時小心打開熱