一、歧化压缩机机械故障停工事故
2009.6月16日23：22K501停止运行，循环氢压缩机停机联锁引起歧化反应
进料中断，反应加热炉F503熄炉，歧化临氢反应系统紧急泄压。岗位苯产品改
至T551，C502顶甲苯至甲苯罐T502，建立T551至C501、C502的循环，C503
维持正常操作，C9芳烃进T553。循环氢压缩机停后检查各方面条件无异常，在
压缩机具备启动条件后仍不能启动压缩机K501，仔细检查后发现是油动机的调
节汽阀杠杆发生故障，导致调速气门关闭，汽轮机自动停机。在故障消除后于
17日21：15 按程序启动歧化循环氢压缩机K501，点F503升温，进行氮气循环
与氢气臵换，18日8：30歧化反应重新投料。
二、吸附塔循环泵投用后管线振动问题
6月11日吸附塔循环泵开启之后，吸附塔部分管线晃动非常严重，给安全
生产带来严重隐患。装臵管理人员紧急抽调保运力量对吸附塔系统振动大的管线
采取增加支撑、管托、吊架等办法进行加固。由于吸附管线振动厉害，造成吸附
塔开关阀前后放空阀法兰多次发生泄漏，其中一次由于XV122放空阀法兰泄漏严
重无法隔离处理，被迫停止SCS 系统程序运行，对泄漏法兰进行紧急处理。处理
好以后重新启动SCS 程序。
目前，吸附塔管线的振动问题仍然存在。造成振动的原因主要有以下两点：
1) 管线支撑安装不合理，数量不够。
2）循环量分区变化，流量变化太快会造成循环管线振动。
3）开关阀动作，流量变化会引起床层管线振动。
三、吸附塔循环泵投用后管线振动问题
6月11日吸附塔循环泵开启之后，由于现场管线支撑数量及强度不够，造成吸
附塔系统管线晃动非常严重，给安全生产带来严重隐患。装臵管理人员紧急抽调
保运力量对吸附塔系统振动大的管线采取增加支撑、管托、吊架等办法进行加固。
由于吸附管线振动厉害，造成吸附塔开关阀前后放空阀法兰多次发生泄漏，其中
一次由于XV122放空阀法兰泄漏严重无法隔离处理，被迫停止SCS 系统程序运行，
对泄漏法兰进行紧急处理。12:30处理好以后重新启动SCS 程序。随后紧急抽调
保运力量，对吸附塔所有放空导淋阀的法兰进行紧固。经过不断改进，目前吸附
塔的振动问题已经大有好转，但是并没有根本解决，站在吸附塔平台上仍能感觉
到轻微的振动。
四、SCS 系统软件升级，造成临时停车问题
2009年6月9日下午，IPF 专利商检查发现SCS 系统软件版本低，与硬件不
匹配，导致吸附系统许多功能无法实现，IPF 专利商决定对SCS 系统软件更新，
装臵临时停车。
合同签订时建议IFP 专利商用最新版本的SCS 系统软件。
五、主溶剂文丘里流量计PI80102测量值严重失真问题
主溶剂文丘里流量计PI80102测量值严重失真，偏差在50％左右，多次校验
仍然不准确，严重影响溶剂比控制。通过富溶剂与混合苯和甲苯的流量差值作为
贫溶剂的参考量，基本控制了溶剂比，维持了装臵稳定运行。
怀疑是设计时介质的密度出现错误导致仪表选型不匹配。
六、减温减压器DT952的压力控制阀PV95804经常卡住问题
蒸汽管网来的3.5Mpa 蒸汽经过减温减压以后变成2.2Mpa 蒸汽，供芳烃抽提
单元三台蒸汽加热器用，分别是E803抽提蒸馏塔再沸器、E806溶剂回收塔蒸汽
再沸器和E810溶剂再生塔蒸汽再沸器。
由于减温减压器DT952的压力控制阀PV95804在开工时经常卡住，当后路减
压蒸汽压力高时无法回调，引起蒸汽压力波动，并多次导致安全阀起跳（安全阀
定压2.4Mpa ）。由于该调节阀的前后截止阀泄漏，使得该调节阀无法切出检修，
现采取控制阀副线保持一定开度，减少控制阀大幅度波动时对塔温的影响。
对于压力控制阀PV95804在开工时经常卡，怀疑是管线中有杂物导致调节阀
无法正常运行。
七、惠州PX 异构化装臵事故处理
（一）、由于吸附分离事故造成异构化进料中断，被迫停工
异构化的反应进料来自吸附分离装臵抽余液塔侧线缓冲罐，所以吸附分离装
臵事故停工，异构化装臵也必须停工处理，停工状态如下：
1) 反应停进料，稍降系统压力（1.2～1.4MPa ），维持循环氢量；稍降反应温度
（≥280℃）。
2) 脱庚烷塔单塔循环，塔顶、塔底全回流。
3) 汽提塔正常接受歧化来料，塔底正常出装臵。
等到吸附事故处理完后，异构化重新投料，反应温度及压力逐渐恢复正常。下面
列举PX 装臵开工以来由于吸附分离原因造成异构化停工事故。
1、6月20日P605A 泵机封突然严重泄漏，切至B 泵运行时，B 泵不上量，
造成吸附装臵临时停车。从而造成异构化反应进料中断，反应部分必须停工。异
构化6月14日才投料，此时装臵还没有满负荷生产，进料量在70%左右。催化
剂还没有被完全钝化，装臵工程师非常担心停工后从新投料过程会出现较大的温
升，对催化剂性能造成损害。经与专利商Exxon Mobil 讨论商定了重新投料的工
艺指标。投料后运行平稳，催化剂性能正常。
停工前后主要工艺参数对比：
2、1O 月13日 由于吸附塔第一、十五层差压过高，吸附塔需要停工隔离进行反
冲洗。异构化被迫停工。吸附事故处理完，异构化重新开工。在反应炉升温阶段，
发现反应炉顶部衬里大量脱落，经管理人员商定后决定停工检修。
衬里脱落的原因分析：首先，由于异构化非正常停工，炉子温度变化太大，内部
衬里由于热胀冷缩作用，与炉子内壁脱离。其次，炉内顶部用于固定衬里的吊钩
数量太少，承重效果不好。以上两点共同作用造成顶部成立大量脱落。
事故处理过程：反应系统停工，炉子降温冷却。炉子顶部重新焊接足够数量的吊
钩，填补炉内衬里并固定好。处理好后反应系统重新开工。
3、11月23日 由于吸附分离系统解吸剂进料流量低联锁停工，异构化进料中断，
反应停工。
停工状态与本节片头所述状态相同。
(二) 、排废氢流程设计缺陷
异构化装臵反应出口分离罐顶部的排废氢管线太细，总管为DN40；排火炬
管线DN50，排燃料气管线DN50。
异构化催化剂在反应投料阶段会消耗大量氢气，造成循环氢纯度迅速下降。
为了保证足够的氢纯度，需要加大补充氢和排废氢流量，由于排废氢管线设计太
细，排放量不够。经与Exxon Mobil专利商量后，通过高分罐D701、压缩机入
口脱液罐D702顶的安全阀副线同时进行排放，提高尾氢排放量。保证了循环氢
的纯度。
排废氢去火炬和燃料汽的管线设计一定要粗一些（DN ≥100），通过调节阀控
制流量。
(三) 、脱庚烷塔底甲苯超标
6月14日异构化反应投料后，脱庚烷塔底温度提不起来，塔底的甲苯含量
高，塔顶回流量偏低。重沸炉主火嘴的炉前阀已全开，燃料气阀阀后压力达到
0.25MPa 以上，炉膛燃烧情况不好，火焰发飘，炉膛灰暗，并有轻度脱火情况。
通过调整风机、氧含量、炉膛负压等方法改善炉子燃烧状况，效果仍然不理想。
后来分析可能是主火嘴问题，通过拆火嘴检查发现火嘴结构存在问题。原
设计有一个火嘴即可以烧燃料汽也可以烧抽提真空泵P808排来的轻烃，这个火
嘴设计了主副烧嘴，两个开孔分别连接两种燃料。但是由于设计安装问题，所有
火嘴都有主副烧嘴。燃料气错连在副烧嘴上，造成加热炉的热负荷不够，后将燃
料气改至主烧嘴上，加热炉负荷提高了，通过增加脱庚烷塔C701的回流量，脱
庚烷塔C701底的甲苯含量由2.0%降到0.3%以下，使脱庚烷塔塔底甲苯含量高问
题得到有效解决。
八、板式换热器
惠州歧化装臵反应系统的歧化进料/产物换热器采用的是Packinox 板式换热器
从开工至今运行情况良好，板换的换热温差以及进出口差压都在设计范围之内。
但是根据现在板换的操作参数来看，惠州选用的这个板换并没有能将反应产物的
热能最大限度的应用。
现阶段板换运行的温度参数：
板换热路反应产物进板换温度：430℃ 反应产物出板换温度：
162℃
板换冷路反应进料出板换温度：372℃ 冷路反应进料进板换温度：
135℃
反应炉进出口温差：42℃
从这组数据我们可以看到板换热路进板换温度与冷料出板换温度的差值已经
接近60℃，板换热路出板换温度与冷料进板换温度的差值也已经接近30℃，
这两个差值与同类歧化装臵板换的运行参数相比都有较大的偏差，通过这组
数据的对比可以看出惠州选用的板换对反应系统的热量利用并没有达到最佳
点。我们海南炼化PX 装臵在板换的选型上，一点要在能量利用方面下足功夫，
务必做到设计参数最优化，能量利用最大化。
九、非芳烃蒸馏塔塔底泵P802不上量问题
非芳烃蒸馏塔开工后，塔底泵出口流量上不去，塔底环丁砜无法打出，造成
抽余油中环丁砜超标，最高达到300ppm 。主要原因是，塔底往复泵选型较小；
其次是，泵出口安全阀设定压力偏小，导致安全阀起跳，物料从泵出口返回至泵
入口。通过适当提高泵出口安全阀的设定压力，基本上解决了泵不上量问题。
十、空冷后温度低，管线振动的问题
惠州PX ，开工运行初期，由于甲苯塔塔顶冷后控制温度较低，导致空冷后
路管线至回流罐管线发生液击。通过提高空冷冷后温度，维持在160℃以上，有
效地消除了空冷后路管线的振动，现塔顶空冷冷后温度控制在175℃左右。此做
法，值得我们PX 借鉴。
十一、吸附塔床层压差高问题
惠州吸附分离装臵开工后发现吸附塔床层压差超高，经IFP 专家检测后发现吸附
塔的第1、15床层压差偏高，10月13日将吸附分离装臵停工，对吸附塔进行在
线反冲洗。而镇海同样的IFP 工艺在运行5年后才进行床层反冲洗，所以，我认
为惠州在吸附塔内件安装和吸附剂装填工作上可能出现失误。我在想，惠州应该
庆幸选择了IFP 工艺（可以实现在线反冲洗），如果是UOP 的工艺，一旦吸附塔
出现此类情况，那将是不可挽回的事故。所以对于吸附分离相关的所有工作一定
要慎之又慎，绝对不能出现一点纰漏。
十二、对IFP 的Eluxyl 工艺吸附塔压力波动大分析：
1) 由于五股进出物料采用程控阀控制，与UOP 的旋转阀工艺相比，Eluxyl
工艺五股物料进出时程控阀同步性很难保证。
2) 吸附塔在床层切换过程中，由于SCS 系统需要对下一个床层开关阀的状
态进行判断（存在上下两个阀门同开的状态），同时由于每个床层的压力
不同，在此切换过程中会出现物料流量的波动。特别是在第12至13、24
至1床层切换过程中，解吸剂和抽余液流量波动较大。
3) 每个程控阀的开关时间问题，由于每个阀门的特性不可能完全达到一致，
所以阀门的开关动作时间有一定差别。
4) IFP 的Eluxyl 工艺解吸剂、进料、抽出液、抽余液进出吸附塔管线的第
1、13层使用蝶阀，其它床层采用限流孔板来平衡各集合管的管路压降。
此改进对稳定吸附塔的压力有一定作用，但是并没有做到完全的平衡，
压力变化对进出物料的控制阀调节仍存在一定障碍。目前还没有研究透
UOP 工艺通过哪种手段来平衡各床层管线上的压降问题。
5) SCS 控制程序优化。在固有硬件条件下，可以要求IFP 专家对控制程序进
行优化，尽量降低吸附塔系统压力、流量的波动。
6) 抽出液、抽余液混合罐，在惠州PX 抽出液、抽余液混合罐由于罐内喷射
嘴堵塞，开工以来一直走副线操作。从实际的化验分析来看，抽出液和
抽余液的物料组成变化很大；从理论上分析，在SCS 控制下的同一个步
进时间内，抽出液、抽余液每个时间内所抽出的区域内的物料浓度不一
样，导致组份的波动。所以，为了稳定抽出液塔和抽余液塔的操作，设
混合罐是非常有必要的。
7) 惠州加热炉炉火燃烧不好，火焰发飘，据了解主要原因为：加热炉燃料
油设计时为重油黏度较大，燃料油火嘴开孔偏大；燃烧器的供风口在火
盆四周，在加热炉施工过程中供风口没有与风道对齐，且有杂物掉在供
风口造成堵塞。另外，加热炉主燃料气和长明灯手阀为普通的手阀，建
议我们的手阀采用一道鸳鸯考克阀。
国内几套新建芳烃联合装臵主要设备规格比较
(含二甲苯分离、吸附分离）
一、歧化压缩机机械故障停工事故
2009.6月16日23：22K501停止运行，循环氢压缩机停机联锁引起歧化反应
进料中断，反应加热炉F503熄炉，歧化临氢反应系统紧急泄压。岗位苯产品改
至T551，C502顶甲苯至甲苯罐T502，建立T551至C501、C502的循环，C503
维持正常操作，C9芳烃进T553。循环氢压缩机停后检查各方面条件无异常，在
压缩机具备启动条件后仍不能启动压缩机K501，仔细检查后发现是油动机的调
节汽阀杠杆发生故障，导致调速气门关闭，汽轮机自动停机。在故障消除后于
17日21：15 按程序启动歧化循环氢压缩机K501，点F503升温，进行氮气循环
与氢气臵换，18日8：30歧化反应重新投料。
二、吸附塔循环泵投用后管线振动问题
6月11日吸附塔循环泵开启之后，吸附塔部分管线晃动非常严重，给安全
生产带来严重隐患。装臵管理人员紧急抽调保运力量对吸附塔系统振动大的管线
采取增加支撑、管托、吊架等办法进行加固。由于吸附管线振动厉害，造成吸附
塔开关阀前后放空阀法兰多次发生泄漏，其中一次由于XV122放空阀法兰泄漏严
重无法隔离处理，被迫停止SCS 系统程序运行，对泄漏法兰进行紧急处理。处理
好以后重新启动SCS 程序。
目前，吸附塔管线的振动问题仍然存在。造成振动的原因主要有以下两点：
1) 管线支撑安装不合理，数量不够。
2）循环量分区变化，流量变化太快会造成循环管线振动。
3）开关阀动作，流量变化会引起床层管线振动。
三、吸附塔循环泵投用后管线振动问题
6月11日吸附塔循环泵开启之后，由于现场管线支撑数量及强度不够，造成吸
附塔系统管线晃动非常严重，给安全生产带来严重隐患。装臵管理人员紧急抽调
保运力量对吸附塔系统振动大的管线采取增加支撑、管托、吊架等办法进行加固。
由于吸附管线振动厉害，造成吸附塔开关阀前后放空阀法兰多次发生泄漏，其中
一次由于XV122放空阀法兰泄漏严重无法隔离处理，被迫停止SCS 系统程序运行，
对泄漏法兰进行紧急处理。12:30处理好以后重新启动SCS 程序。随后紧急抽调
保运力量，对吸附塔所有放空导淋阀的法兰进行紧固。经过不断改进，目前吸附
塔的振动问题已经大有好转，但是并没有根本解决，站在吸附塔平台上仍能感觉
到轻微的振动。
四、SCS 系统软件升级，造成临时停车问题
2009年6月9日下午，IPF 专利商检查发现SCS 系统软件版本低，与硬件不
匹配，导致吸附系统许多功能无法实现，IPF 专利商决定对SCS 系统软件更新，
装臵临时停车。
合同签订时建议IFP 专利商用最新版本的SCS 系统软件。
五、主溶剂文丘里流量计PI80102测量值严重失真问题
主溶剂文丘里流量计PI80102测量值严重失真，偏差在50％左右，多次校验
仍然不准确，严重影响溶剂比控制。通过富溶剂与混合苯和甲苯的流量差值作为
贫溶剂的参考量，基本控制了溶剂比，维持了装臵稳定运行。
怀疑是设计时介质的密度出现错误导致仪表选型不匹配。
六、减温减压器DT952的压力控制阀PV95804经常卡住问题
蒸汽管网来的3.5Mpa 蒸汽经过减温减压以后变成2.2Mpa 蒸汽，供芳烃抽提
单元三台蒸汽加热器用，分别是E803抽提蒸馏塔再沸器、E806溶剂回收塔蒸汽
再沸器和E810溶剂再生塔蒸汽再沸器。
由于减温减压器DT952的压力控制阀PV95804在开工时经常卡住，当后路减
压蒸汽压力高时无法回调，引起蒸汽压力波动，并多次导致安全阀起跳（安全阀
定压2.4Mpa ）。由于该调节阀的前后截止阀泄漏，使得该调节阀无法切出检修，
现采取控制阀副线保持一定开度，减少控制阀大幅度波动时对塔温的影响。
对于压力控制阀PV95804在开工时经常卡，怀疑是管线中有杂物导致调节阀
无法正常运行。
七、惠州PX 异构化装臵事故处理
（一）、由于吸附分离事故造成异构化进料中断，被迫停工
异构化的反应进料来自吸附分离装臵抽余液塔侧线缓冲罐，所以吸附分离装
臵事故停工，异构化装臵也必须停工处理，停工状态如下：
1) 反应停进料，稍降系统压力（1.2～1.4MPa ），维持循环氢量；稍降反应温度
（≥280℃）。
2) 脱庚烷塔单塔循环，塔顶、塔底全回流。
3) 汽提塔正常接受歧化来料，塔底正常出装臵。
等到吸附事故处理完后，异构化重新投料，反应温度及压力逐渐恢复正常。下面
列举PX 装臵开工以来由于吸附分离原因造成异构化停工事故。
1、6月20日P605A 泵机封突然严重泄漏，切至B 泵运行时，B 泵不上量，
造成吸附装臵临时停车。从而造成异构化反应进料中断，反应部分必须停工。异
构化6月14日才投料，此时装臵还没有满负荷生产，进料量在70%左右。催化
剂还没有被完全钝化，装臵工程师非常担心停工后从新投料过程会出现较大的温
升，对催化剂性能造成损害。经与专利商Exxon Mobil 讨论商定了重新投料的工
艺指标。投料后运行平稳，催化剂性能正常。
停工前后主要工艺参数对比：
2、1O 月13日 由于吸附塔第一、十五层差压过高，吸附塔需要停工隔离进行反
冲洗。异构化被迫停工。吸附事故处理完，异构化重新开工。在反应炉升温阶段，
发现反应炉顶部衬里大量脱落，经管理人员商定后决定停工检修。
衬里脱落的原因分析：首先，由于异构化非正常停工，炉子温度变化太大，内部
衬里由于热胀冷缩作用，与炉子内壁脱离。其次，炉内顶部用于固定衬里的吊钩
数量太少，承重效果不好。以上两点共同作用造成顶部成立大量脱落。
事故处理过程：反应系统停工，炉子降温冷却。炉子顶部重新焊接足够数量的吊
钩，填补炉内衬里并固定好。处理好后反应系统重新开工。
3、11月23日 由于吸附分离系统解吸剂进料流量低联锁停工，异构化进料中断，
反应停工。
停工状态与本节片头所述状态相同。
(二) 、排废氢流程设计缺陷
异构化装臵反应出口分离罐顶部的排废氢管线太细，总管为DN40；排火炬
管线DN50，排燃料气管线DN50。
异构化催化剂在反应投料阶段会消耗大量氢气，造成循环氢纯度迅速下降。
为了保证足够的氢纯度，需要加大补充氢和排废氢流量，由于排废氢管线设计太
细，排放量不够。经与Exxon Mobil专利商量后，通过高分罐D701、压缩机入
口脱液罐D702顶的安全阀副线同时进行排放，提高尾氢排放量。保证了循环氢
的纯度。
排废氢去火炬和燃料汽的管线设计一定要粗一些（DN ≥100），通过调节阀控
制流量。
(三) 、脱庚烷塔底甲苯超标
6月14日异构化反应投料后，脱庚烷塔底温度提不起来，塔底的甲苯含量
高，塔顶回流量偏低。重沸炉主火嘴的炉前阀已全开，燃料气阀阀后压力达到
0.25MPa 以上，炉膛燃烧情况不好，火焰发飘，炉膛灰暗，并有轻度脱火情况。
通过调整风机、氧含量、炉膛负压等方法改善炉子燃烧状况，效果仍然不理想。
后来分析可能是主火嘴问题，通过拆火嘴检查发现火嘴结构存在问题。原
设计有一个火嘴即可以烧燃料汽也可以烧抽提真空泵P808排来的轻烃，这个火
嘴设计了主副烧嘴，两个开孔分别连接两种燃料。但是由于设计安装问题，所有
火嘴都有主副烧嘴。燃料气错连在副烧嘴上，造成加热炉的热负荷不够，后将燃
料气改至主烧嘴上，加热炉负荷提高了，通过增加脱庚烷塔C701的回流量，脱
庚烷塔C701底的甲苯含量由2.0%降到0.3%以下，使脱庚烷塔塔底甲苯含量高问
题得到有效解决。
八、板式换热器
惠州歧化装臵反应系统的歧化进料/产物换热器采用的是Packinox 板式换热器
从开工至今运行情况良好，板换的换热温差以及进出口差压都在设计范围之内。
但是根据现在板换的操作参数来看，惠州选用的这个板换并没有能将反应产物的
热能最大限度的应用。
现阶段板换运行的温度参数：
板换热路反应产物进板换温度：430℃ 反应产物出板换温度：
162℃
板换冷路反应进料出板换温度：372℃ 冷路反应进料进板换温度：
135℃
反应炉进出口温差：42℃
从这组数据我们可以看到板换热路进板换温度与冷料出板换温度的差值已经
接近60℃，板换热路出板换温度与冷料进板换温度的差值也已经接近30℃，
这两个差值与同类歧化装臵板换的运行参数相比都有较大的偏差，通过这组
数据的对比可以看出惠州选用的板换对反应系统的热量利用并没有达到最佳
点。我们海南炼化PX 装臵在板换的选型上，一点要在能量利用方面下足功夫，
务必做到设计参数最优化，能量利用最大化。
九、非芳烃蒸馏塔塔底泵P802不上量问题
非芳烃蒸馏塔开工后，塔底泵出口流量上不去，塔底环丁砜无法打出，造成
抽余油中环丁砜超标，最高达到300ppm 。主要原因是，塔底往复泵选型较小；
其次是，泵出口安全阀设定压力偏小，导致安全阀起跳，物料从泵出口返回至泵
入口。通过适当提高泵出口安全阀的设定压力，基本上解决了泵不上量问题。
十、空冷后温度低，管线振动的问题
惠州PX ，开工运行初期，由于甲苯塔塔顶冷后控制温度较低，导致空冷后
路管线至回流罐管线发生液击。通过提高空冷冷后温度，维持在160℃以上，有
效地消除了空冷后路管线的振动，现塔顶空冷冷后温度控制在175℃左右。此做
法，值得我们PX 借鉴。
十一、吸附塔床层压差高问题
惠州吸附分离装臵开工后发现吸附塔床层压差超高，经IFP 专家检测后发现吸附
塔的第1、15床层压差偏高，10月13日将吸附分离装臵停工，对吸附塔进行在
线反冲洗。而镇海同样的IFP 工艺在运行5年后才进行床层反冲洗，所以，我认
为惠州在吸附塔内件安装和吸附剂装填工作上可能出现失误。我在想，惠州应该
庆幸选择了IFP 工艺（可以实现在线反冲洗），如果是UOP 的工艺，一旦吸附塔
出现此类情况，那将是不可挽回的事故。所以对于吸附分离相关的所有工作一定
要慎之又慎，绝对不能出现一点纰漏。
十二、对IFP 的Eluxyl 工艺吸附塔压力波动大分析：
1) 由于五股进出物料采用程控阀控制，与UOP 的旋转阀工艺相比，Eluxyl
工艺五股物料进出时程控阀同步性很难保证。
2) 吸附塔在床层切换过程中，由于SCS 系统需要对下一个床层开关阀的状
态进行判断（存在上下两个阀门同开的状态），同时由于每个床层的压力
不同，在此切换过程中会出现物料流量的波动。特别是在第12至13、24
至1床层切换过程中，解吸剂和抽余液流量波动较大。
3) 每个程控阀的开关时间问题，由于每个阀门的特性不可能完全达到一致，
所以阀门的开关动作时间有一定差别。
4) IFP 的Eluxyl 工艺解吸剂、进料、抽出液、抽余液进出吸附塔管线的第
1、13层使用蝶阀，其它床层采用限流孔板来平衡各集合管的管路压降。
此改进对稳定吸附塔的压力有一定作用，但是并没有做到完全的平衡，
压力变化对进出物料的控制阀调节仍存在一定障碍。目前还没有研究透
UOP 工艺通过哪种手段来平衡各床层管线上的压降问题。
5) SCS 控制程序优化。在固有硬件条件下，可以要求IFP 专家对控制程序进
行优化，尽量降低吸附塔系统压力、流量的波动。
6) 抽出液、抽余液混合罐，在惠州PX 抽出液、抽余液混合罐由于罐内喷射
嘴堵塞，开工以来一直走副线操作。从实际的化验分析来看，抽出液和
抽余液的物料组成变化很大；从理论上分析，在SCS 控制下的同一个步
进时间内，抽出液、抽余液每个时间内所抽出的区域内的物料浓度不一
样，导致组份的波动。所以，为了稳定抽出液塔和抽余液塔的操作，设
混合罐是非常有必要的。
7) 惠州加热炉炉火燃烧不好，火焰发飘，据了解主要原因为：加热炉燃料
油设计时为重油黏度较大，燃料油火嘴开孔偏大；燃烧器的供风口在火
盆四周，在加热炉施工过程中供风口没有与风道对齐，且有杂物掉在供
风口造成堵塞。另外，加热炉主燃料气和长明灯手阀为普通的手阀，建
议我们的手阀采用一道鸳鸯考克阀。
国内几套新建芳烃联合装臵主要设备规格比较
(含二甲苯分离、吸附分离）