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苯加氢工艺流程

xxxx化工有限公司

10万吨/年粗苯加氢精制装置工艺流程

2008年10月份

第一章工艺流程说明

1.加氢100单元

1.1概述

加氢100单元包括蒸发部分，反应部分，和稳定塔。

蒸发部分主要包括预蒸发器E-101A/E和带有多段蒸发器重沸器E-102A/B的多段蒸发器T-101。

预

反应器R-101和带有主反应器加热炉H-101的主反应器R-102构成反应部分的关键设备。

原料（焦化轻油=COLO）在反应部分进行处理，像硫、氧和氮化合物杂质，在升温和加压下经过催化剂加氢处理掉。

另外，导致形成聚合物和结焦的不饱和碳氢物，石蜡和二烯烃变成饱和。

芳香烃几乎完全保存下来。

所需要的新鲜氢气由制氢单元提供。

通过换热器的特殊结构来回收热量，用反应后的出料作为一个热源。

1.2工艺描述

焦化轻油（COLO）由罐区粗苯罐V-6101A/B/C/D，经粗苯泵送到主装置区。

首先经原料过滤

器F-101A/B（过滤器的作用是除掉可能在焦化轻油中存在的固体颗粒和聚合体）进入原料缓冲槽V-101，

然后流到原料泵P-101A/B。

经过这个泵，原料被升压到大约3.35Mpa（g）操作压力，与从循环气压缩

机C-102A/B来的循环气体混合，通过预蒸发器的混合喷嘴J-101A进入预蒸发器E-101A中，在预蒸发

器E-101A-E中原料与主反应物流逆向预热和部分蒸发，然后通过多段蒸发器重沸器的混合喷嘴J-102送

到多段蒸发器的底部。

多段蒸发器底部操作压力大约是2.77/3.05Mpa（g）（SOR,CaseB/EOR,CaseC）和操作温度大约是

209C（CaseA）到213C（CaseC）。

蒸发所需总热量是由被反应物料加热的多段蒸发器重沸器E-102A/B

来提供。

最底塔盘下的液体在多段蒸发器混合喷嘴J-103与从隔阻器来的蒸气混合，喷回塔内。

少量的

焦化轻油（大约是总原料量的10%）作为回流送入多段蒸发器的顶部。

为了避免物料进一步处理的任何

困难，从底部将一定量的高沸点化合物作为残油排出。

残油被释放到残油闪蒸槽V-103，在大约0.2Mpa

（g）低压下轻馏分被闪蒸出以蒸气形式送回到原料缓冲槽V-101。

剩余的高沸点液体通过残油泵

P-105A/B送出界区。

从多段蒸发器T-101顶部出来蒸气状的物料经过蒸发加热器E-103逆向被反应物料进一步加热。

然后以最低198C（SOR,CaseA）至^219C（EOR,CaseA）送到预反应器R-101的底部。

逆流而上经过催化剂床层，在活性很高的NiMo催化剂上二烯烃和苯乙烯基本上被饱和。

由于是放热反应，反应器出口温

度上升到大约210-230C,这取决于催化剂使用周期和进口温度。

预反应器物料的温度通过E-103由主

反应器产品物料来控制。

高沸点液体化合物从R-101底部抽出送到残油闪蒸槽V-103。

预反应器出来的

物料通过主反应器换热器E-104被主反应物料加热，然后在主反应加热炉H-101中进一步加热。

主反应

器顶部的进口温度在280C（SOR,allCases）至U343C（EOR,CaseB）之间变动。

考虑到新催化剂开工，由于催化剂高活性可以将主反应器进口温度降到大约260C。

此外，假如开工和催化剂再生时也用H-101。

在R-102，物料从上而下经过CoMo催化剂床层，发生脱硫、脱氮和烯烃饱和。

由于放热反应，

反应器的出口温度上升到308C（SOR,CaseB）和370C（EORallCases）,氢气的分压最低为1.81Mpa（a）。

在预反应器R-101中，二硫化碳、包括少量的硫组分和聚合体像烯烃和苯乙烯形成的化合物通过在硫化过的NiMo催化剂加氢处理去掉，催化剂的活性温度范围为185-230C。

主要反应如下：

烯烃和其它不饱和碳氢物的转化

环戊二烯+氢气=环戊烯烃

C5H6+H2=C5H8

环己二烯+氢气=环己烯烃

C6H8+H2=C6H10

其它二烯烃+氢气=单烯烃

CnH2n-2+H2=CnH2n

苯乙烯+氢气=乙基苯

C8H8+H2=C8H10

茚+氢气=二氢化茚

C9H8+H2=C9H10

甲基-苯乙烯+氢气=甲基-乙基苯

C9H10+H2=C9H12

硫化物的加氢

二硫化碳+氢气=甲烷+硫化氢

CS2+4H2=CH4

乙基硫醇+氢气=乙烷+硫化氢

C2H6S+H2=C2H6+H2S

预反应器物料通过主反应器R-102中专门硫化过的CoMo催化剂进行加氢处理，不饱和烯烃和相

应的不饱和化合物完全反应。

主要是噻吩的硫化物、氧化物和氮组分转化为碳氢物、硫化氢、水和氨。

为了避免产量损失，芳香环抑制加氢。

主要的反应如下：

直链烯烃和带有支链烯烃的饱和

单烯烃+氢气=烷烃

CnH2n+H2=CnH2n+2

环烯烃的饱和

单环烯烃+氢气=环烷烃

CnH2n-2+H2=CnH2n

硫化物加氢

C4H4S+4H2=C4H10+H2S

氧化物的加氢

酚+氢气=苯+水

C6H6O+H2=C6H6+H2O

氧茚+氢气=乙基苯+水

C8H6O+3H2=C8H10+H2O

氮化物的加氢

嘧啶+氢气=戊烷+氨

C5H5N+5H2=C5H12+NH3

吡咯+氢气=丁烷+氨

C4H5N+4H2=C4H10+NH3

甲基吡啶+氢气=己烷+氨

C6H7N+5H2=C6H14+NH3

芳香烃加氢（不希望的反应）

苯+氢气=环己烷

C6H6+3H2=C6H12

甲苯+氢气=甲基环己烷

C7H8+3H2=C7H14

乙基苯+氢气=乙基环己烷

C8H10+3H2=C8H16

其它芳香烃+氢气=其它环己烷

CnH2n-6+3H2=CnH2n

在操作周期期间，反应器R-101和R-102中催化剂活性将降低。

在脱焦操作期间，利用蒸汽和空气燃烧催化剂上的沉淀物可以恢复全部活性。

主反应产品物料经过换热器E-104，E-103，E-102A/B冷却，并在E-101A-E部分冷凝。

通过软水

泵P-102A/B连续将软水缓冲槽V-104来的软水注入，来溶解E-101C,E-101B和E-101A下游中像NH4CI和NH4HS这样盐的沉积物。

通过反应产品冷却器E-106反应物料最后将冷却到40C。

随后物流在分离器V-102中分离成气相

和两个液相。

由注入水产生的累积的废水主要从分离器的分水包中抽出并排出界区。

通过循环气捕集槽V-105，气相作为循环气送到循环气压缩机C-102A/B。

在压缩到所要求的压力大约3.3/3.4Mpa（a）（SOR/EOR）后，循环气体再流回到反应部分。

通过提供

反应部分的新氢气来控制反应的压力。

新氢气由制氢单元供应。

新氢气经过补充氢气压缩机C-101A/B

压缩达到大约2.3Mpa（g）,然后通过V-105送到循环气体压缩机C-102A/B。

分离器V-102中液相碳氢物在稳定塔物料预热器E-107中开始预先加热到大约100C,随后送到稳定塔T-102。

稳定塔T-102在大约0.5Mpa（g）压力和相应的顶部温度大约90C下运行。

T-102底部条件是大约0.52Mpa（g）和158C。

必要的外部热量通过热油加热稳定塔再沸器E-108来提供。

从稳定塔顶部离开的溶解气和产品蒸气在稳定塔冷凝器E-109部分冷凝和冷却到大约67C，送到

稳定塔的回流槽V-106。

在此，气体从液相中分离出来送到稳定塔排放气冷却器E-110进一步冷却和分

离少量冷凝的碳氢物。

最终稳定塔的排放气送出界区。

收集到V-106分水包中少量的废水送到界区外的

废水处理。

稳定塔回流槽V-106中的液体产品通过稳定塔回流泵P-103A/B作为回流送回到稳定塔的顶

部。

从稳定塔底部抽出的BTX馏分通过稳定塔物料预热器E-107加热稳定塔的进料，再送到预蒸馏200

单元。

2.3预蒸馏200单元

2.3.1概述

合同工厂由下面部分构成：

预蒸馏塔T-201

热油系统

原料部分，100单元加氢处理BTXS物料在200单元加工处理，

适当的苯/甲苯部分被回收作为萃取蒸馏300单元的物料。

底部物料直接送到二甲苯蒸发400单元。

2.3.2工艺过程描述

看工艺流程图UBS-VT-FB-00005,UBS-VT-FB-00011。

2.3.2.1预蒸馏塔T-201

从加氢精制100单元来的BTXS物料通过流量控制直接送到预蒸馏200单元。

在预蒸馏200单元，加氢处理BTXS物料分离成塔顶部的相当于BT馏份苯/甲苯和塔底部的相当

于XS馏份二甲苯。

蒸馏在塔顶大约0.064Mpa（g）压力下运行。

从塔顶来的BT蒸气在预蒸馏冷凝器E-203冷凝，收集到预蒸馏回流槽V-202中。

通过预蒸馏回流泵P-202A/B将蒸馏所要求的回流送回到预蒸馏塔T-201。

剩余的BT馏份通过泵P-202A/B直接送到萃取蒸馏300单元的塔T-301中，对纯苯和甲苯进行回收。

预蒸馏塔T-201底部通过预蒸馏重沸器E-202被加热到大约190C（CaseB）-197C（CaseC）。

底部

产品XS馏份通过预蒸馏底部泵P-201A/B送到二甲苯塔T-401,回收混合二甲苯。

2.3.2.2热油系统

工艺过程所需要的热是通过一个单独热油系统来提供的。

这个热油系统是一个封闭的循环系统，加热粗苯精制中一些设备消耗。

热油系统PK-201单元包括加热油炉（PK-201-H01）、燃料气K.O槽（PK-201-V01）、燃料气过滤

器（PK-201-F01）、热油过滤器（PK-201-F02a/ab）、热油膨胀/存贮槽（PK-201-V02）、热油排放槽（PK-201-V03）、热油循环泵IH和川（PK-201-P01A/B/C,PK-201-P02A/B,PK-201-P03A/B）和热油填

充泵（PK-201-P04）。

合成热交换液体T55用作热油。

T55提供了包括热稳定性和低蒸气压的高温性能。

以大约240C温

度从不同消耗者回来的热油首先进入热油的循环泵IPK-201-P01A/B/C。

常设的过滤器（PK-201-F02A/B）

安装在这些泵的旁路，允许过滤少量液体回到泵入口。

热油送到热油加热炉（PK-201-H01），加热到280C。

热油流量达到大约686m3/h。

燃烧器点燃焦炉煤气和由燃烧空气鼓风机（PK-201-C01A/B）提供的空气。

工艺过程最大的吸收热大约为15.0MW。

在炉有效率最小为85%下，燃烧炉的负载为17.7MW。

由于多个消耗者不同的温度标准，安装了一个三回路系统。

热油的最高温度是由带有热油进口温度达到280C（回路1）的汽提塔重沸器E-308和二甲苯塔重沸器E-401来决定的。

因而，热油炉PK-201-H01出口最高温度选择为280C。

回路2的热消耗者是预蒸馏重沸器E-202,萃取蒸馏重沸器E-303和溶剂再生蒸发器E-316。

为了排除形成油膜温度的风险，热油供应250C温度被考虑，这通过热油循环泵n（PK-201-P02A/B）加入冷的热油来完成。

由于同样的原因，第三回路（回路3）在热油进口温度200C下运行，准备给稳定塔再沸器E-108

和BT塔再沸器E-312提供所需要的热量。

通过热油循环泵川（PK-201-P03A/B）加入冷的热油来达到回路3中热油温度200Co

热油膨胀/存贮槽（PK-201-V02）是由一个放置在存贮槽上面的膨胀槽构成。

膨胀槽容许热油的膨胀和排放热油老化过程中产生的低沸点成份。

槽以一定的海拔放置在循环泵的上游，以至于槽正常水平面位于系统中最高点。

存贮槽能够容纳热油系统的整个总量。

热油膨胀/存贮槽需要氮气来密封。

为了避

免在低温下增加热油的粘性，热油存贮槽由外部低压蒸汽盘管加热。

在回路中所有的低点都与热油排放槽PK-201-V03相连。

排放槽配有液下热油填充泵PK-201-P04,

通过该泵热油可以回到热油存贮槽。

热油填充泵也可以用来补充回路热油。

需要用氮气密封。

热油排放槽配有外部低压蒸汽盘管。

2.4萃取蒸馏300单元

2.4.1概述

BT萃取蒸馏300单元的物料是上游的预蒸馏塔T-201的顶部BT馏份，直接来源于200单元。

单元物料包括苯、甲苯和非芳香烃。

在萃取蒸馏单元，通过溶剂甲酰吗啉将苯和甲苯与非芳香烃分离。

通过加入甲酰吗啉作为溶剂，使蒸气压力改变，通过蒸发非芳香烃能从芳香烃（苯和甲苯）中除去。

合同工厂300单元包括下面部分：

B/T萃取蒸馏塔

汽提塔溶剂再生真空单元

BT塔

萃取蒸馏塔（ED-塔）顶部蒸气中的少量溶剂通过分馏法从非芳香烃中分离出去。

ED-塔的底部产品是由包括芳香烃和很少量非芳香烃的溶剂（富溶剂）构成，送到汽提塔T-302中。

在汽提塔中，在真空下通过蒸馏纯芳香烃作为顶部产品产出。

从汽提塔底部出来的汽提热溶剂（贫溶剂）送到一些换热器换热，最后循环回到萃取蒸馏塔的顶部。

部分贫溶剂间歇性的送到溶剂再生槽，真空下将少量的高沸点产品蒸馏出。

再生溶剂回到溶剂回路。

浓缩的高沸点产品/聚合体间断地装到桶内。

开始填充的新鲜溶剂和补充溶剂存贮在新溶剂槽V-502中，通过新溶剂泵P-502送入工艺过程中。

从汽提塔顶部来得BT馏份（纯芳香烃）送到BT塔T-303,在BT塔中纯苯作为顶部产品回收。

顶部蒸气在BT塔冷凝器E-313冷凝，通过BT-塔回流泵P-306A/B—部分打回流，一部分在苯冷却器E-315

中冷却后送出界外。

在塔的底部回收纯甲苯，经甲苯冷却器E-314冷却后送出界区。

242伍德的萃取蒸馏过程的工艺特性（莫非兰）

莫非兰工艺的一个特性就是用在很多方面优于传统溶剂的甲酰吗啉（NFM）作为溶剂。

N-甲酰吗

啉的优点描述如下：

N-甲酰吗啉

4-甲酰吗啉

4-吗啉羧基醛

甲酰吗啉

选择性和溶剂有效性最佳结合：

溶剂的高选择性和有效性是有效萃取蒸馏的先决条件。

这些是N-甲酰吗啉的显著特性。

因此，从

分别含有高残留组分的物料中回收高纯度的芳香烃是可能的，这以前仅可以通过昂贵的液液萃取来做的。

涉及到高纯度芳香烃回收的一个问题是石蜡和烷烃杂质的分离，这些杂质和芳香烃有同样范围的沸点，经常形成共沸化合物。

如果要求高产量和高纯度，这个问题不能通过简单蒸发来经济地解决。

在莫非兰萃取蒸馏工艺中，甲酰吗啉的高选择性和有效性结合改变了物料成分的蒸气压力，石蜡、烷烃以这样方式通过蒸发除掉。

和目前所用的其它提纯过程如液-液萃取、加压蒸馏、共沸蒸馏或结晶化比较，采用N-甲酰吗啉的

萃取蒸馏提供了一个解决很多分离问题的最佳方法。

持久的热稳定性：

在220C连续操作下，N-甲酰吗啉允许76X103Kj（l8000kcal）/m2/hr的热交换率。

无腐蚀影响：

N-甲酰吗啉显弱碱性。

与水1:

1混合的样本PH值为8.6。

在连续操作中，这个PH值不会改变。

在设备中没腐蚀发生。

这样碳钢始终可以被用。

在相似的条件下，很多溶剂用到现在形成了酸性分解物，这会产生腐蚀。

好的化学稳定性：

溶剂对聚合或结胶的敏感性是极其低的。

溶剂消耗和溶剂再生费用也相应的很低。

尽管在通常情况下，物料中不包含氯化物，它们仅仅可能通过作液压试验的水进入循环中，但在NFM循环中积累了氯化物。

NFM循环中，氯化物会引起腐蚀增加。

过程中用于水压试验和冲洗的水在NFM加入前应可能彻底从过程中除掉。

在操作过程中，水会导

致NFM分解。

无毒性：

N-甲酰吗啉几乎没有毒。

这是进行田鼠、老鼠和兔子试验的结果。

N-甲酰吗啉也没有刺激影响。

通过微生物的生物分解试验，表明N-甲酰吗啉对废水提纯单元生态没有毒害影响。

低价格：

N-甲酰吗啉以有利的价格进行大规模生产。

自从1969年来，在商业化规模工厂甲酰吗啉作为溶剂

用，取得了很大成功。

N-甲酰吗啉在欧盟、美国和日本注册。

N-甲酰吗啉由BASTAG生产。

其它特性：

在页底图表1显示了NFM的一些物理数据和特性。

从安全观点来说，闪点和自燃点是如此高以至

于没必要去采取具体措施。

分子量115

沸点（1.013bar）243C

熔点23C

密度（在20C）1153kg/m3

闪点125C

自燃点370C

PH-值（与水1:

1混合）8.6

热熔：

在20C=1.76kj/kg•k

在50C=1.84kj/kg•k

在100C=2.01kj/kg•k

在150C=2.22kj/kg•k

在沸点（1.013bar）的汽化热:

443.8kj/kg

折射指数nD25:

1.484

粘度（30C）:

6.68cp;5.85cst

与苯和甲苯任意比混合，与水任意比混合，不与C6-C9-碳氢物形成共沸物

图表1:

N-甲酰吗啉（NFM）的特性

纯NFM的温度不允许下降到大约30C以下，因为这有凝固的危险。

如果必要，通过用芳香烃稀

释可以降低凝固点（看下面图表2）。

C

图表2:

在大气压下N-甲酰吗啉（NFM）的凝固点

2.4.3工艺过程描述

看PID图：

UBS-VT-FB-00006,UBS-VT-FB-00007,UBS-VT-FB-00008

2.4.3.1萃取蒸馏塔T-301

从200单元来的（BT馏份）物料在流量的控制下直接送到ED塔T-301的中部。

经过ED进料预

热器E-301，物料与热贫溶剂换热被预加热到大约105C。

ED塔T-301在顶部压力为大约0.1Mpa（g）下运行，并由两部分构成：

萃取蒸馏发生的底部和通过分馏法从非芳香烃中回收溶剂的上部。

在ED塔萃取蒸馏部分（底部），芳香烃（苯，甲苯）通过溶剂NFM从非芳香烃中分离出。

溶剂送入萃取蒸馏部分的顶部，而物料送入该部分的中部。

分离所要求的溶剂条件是溶剂/物料比率约为6-7kgNFM/kgED-物料，并ED塔进口温度大约为

120C。

所要求溶剂温度通过溶剂冷却器E-302出口温度的控制来调整。

从萃取蒸馏部分出来的蒸气包括了几乎全部的非芳香烃，较少的芳香烃和微量的溶剂。

溶剂在ED

塔的溶剂回收部分（上部）回收。

从ED塔T-301顶部出来不含NFM的非芳香烃蒸气通过ED冷凝器E-306冷凝，收集到ED回流槽V-301（在大约72C）。

部分液态非芳香烃通过ED回流泵P-302A/B作为回流送回到ED塔T-301顶部，剩余部分通过非芳香烃冷却器E-307冷却到40C并作为残油产品送出界区。

为了循环非芳香烃到E-301上游的ED塔物料管线，提供一个附加管线。

在大约175C下，ED塔的底部产品由溶剂和溶解的芳香烃（富溶剂）构成。

富溶剂通过ED塔底

部泵P-301A/B送到汽提塔T-302，为了从溶剂中提取芳香烃。

对于ED塔萃取蒸馏所需要的热量通过ED重沸器E-304和E-305与热贫溶剂换热和通过ED重沸

器E-303用热油来提供。

243.2汽提塔T-302

在汽提塔T-302,芳香烃（苯和甲苯）在真空下通过蒸发从溶剂中分离出来。

为了降低沸腾的温度，

塔在塔顶压力大约为0.035Mpa（a）下运行。

通过这种方式，避免了NFM的分解和降低了所要求的进口热量。

加热底部到大约210C所需要的热量是通过汽提塔重沸器E-308由热油提供给汽提塔底部的。

以大约55C从汽提塔顶部出来的芳香烃蒸气在汽提塔冷凝器E-310冷凝，收集到汽提塔回流罐

V-302。

顶部的部分纯芳香烃（苯和甲苯）产品将送到BT塔T-303。

冷凝的部分芳香烃作为回流送回到汽提塔T-302的顶部。

通过汽提回流泵P-304A/B，回流液送回

到塔中，起到在汽提塔顶部除去溶剂蒸气上升的作用。

在物料进口处闪蒸蒸发的溶剂被芳香烃回流液洗涤，进而进入底部。

提供一条到E-301上游ED塔物料管线的附加管线，是为了循环部分或全部顶部产

品（纯芳香烃和不合格产品）。

从汽提塔底部抽出的汽提热贫溶剂通过汽提底部泵P-303A/B送到ED重沸器H和ED重沸器川

（E-304和E-305）,BT塔重沸器HE-317和ED进料预热器E-301进行热回收。

最终，贫溶剂通过溶剂冷却器E-302冷却到所要求的溶剂物料温度约120C,送到ED塔T-301的

顶部。

汽提塔T-302真空是通过萃取蒸馏真空单元PK-301产生的。

过程中的NFM溶剂用作液环真空泵

的循环密封液。

为了去除密封液中吸收的苯/甲苯和降热，通过真空单元的溶剂泵部分循环密封液送到汽提塔T-302。

等量的贫溶剂从贫溶剂循环系统中通过溶剂再生冷凝器E-311送回到真空单元PK-301。

2.4.3.3萃取蒸馏真空单元PK-301

萃取蒸馏真空单元PK-301产生汽提塔和溶剂再生的真空。

真空泵是用NFM溶剂作为密封介质的液环泵。

从溶剂冷却器E-302来的少量NFM通过溶剂再生冷凝器E-311（在此用作冷却器）连续送到真空单元的溶剂槽。

通过液位控制，多余的NFM从真空单元溶剂槽抽出，凭借真空单元的溶剂泵送到汽提

塔T-302。

当再生停止时，仅一个液环真空泵在运转去维持汽提塔T-302的真空。

在正常操作下，第二个液环真空泵通常作为汽提系统的备用泵，或如果再生进行，该泵作为溶剂再生系统泵。

加入到真空单元溶剂槽的氮气作为密封气体，替代放空管线中冷凝气和稀释泄漏到系统中任何气体。

附加的氮气作为液环真空泵气体平衡器。

真空单元溶剂槽的排放气释放到主反应器加热炉H-101中

烧掉。

为了避免NFM溶剂结晶，真空单元的所有管线和设备都必须保温和配有伴热。

243.4溶剂再生

溶剂再生单元包含带有内部盘管热油加热溶剂再生蒸发器E-316的溶剂再生槽V-303和溶剂再生

冷凝器E-311。

所需要的真空通过真空单元PK-301中备用的液环真空泵来产生。

除了根据操作中经验（NFM的暗度）之外，工厂正常操作期间溶剂发生再生，通常一年进行两次（每次两周）。

再生的频率和持续时间必须适当。

对于再生，热贫溶剂的部分物料（汽提塔T-302底部物料）间歇性的送到溶剂再生槽V-303，在真

空（在再生最后阶段约为0.005Mpa（a））下从少量的高沸点物分解/聚合产品中蒸馏出。

从溶剂再生槽V-303上升的再生溶剂蒸气在溶剂再生冷凝器E-311冷凝，通过真空单元溶剂槽和

真空单元的溶剂泵送回到溶剂回路中。

溶剂再生槽V-303浓缩的聚合体间歇性放入桶里。

废物体积量很小，它可以在界区外分批烧掉或混合到重燃油中。

溶剂再生冷凝器E-311有两个作用：

正常操作期间，真空单元密封液（循环溶剂）的冷却

溶剂再生期间，附加作为再生溶剂的冷凝。

溶剂再生单元的所有管线都必须保温和配有伴热。

溶剂再生槽V-303和溶剂再生冷凝器E-311需

要保温。

持续提供的冷却水必须确保一个不达到NFM凝固点（23C）的温度。

2.4.3.5BT塔T-303

苯和甲苯分离通常是对BT馏份（纯芳香烃）两相蒸馏，苯在塔顶部回收，甲苯在塔的底部。

来自汽提塔回流槽V-302的BT馏份物流通过汽提回流泵P-304A/