2024年6月13日发(作者：风冰薇)
第五章 工艺流程叙述
5.1EO反应——61单元
反应系统接受来自 CO2脱除单元（63工段）的进气，反应初期温度为64℃。循环气通
过二氧化碳再生塔尾气冷凝器 E-6308预热到102℃。Y-6114喷射出的乙烯使反应器进口的
乙烯浓度保持在28% mol。
进料浓度约为 7.6% mol O2。加入氧气，使其在物料中浓度不超过 8.85% mol这个氧
气限制浓度。氧气流速随催化剂使用周期增长而增加。高压氮气缓冲罐 C-6166储存氮气，
以供在开车和停车情况时对 O 2系统的清扫。
在加进 O 2之后，循环气在 E-6109中与低压凝液换热、在循环气热交换器 E-6106中
与热循环气体换热，以控制反应末期进料温度 212℃。E-6106壳程温度最小为120℃，以防
管程结垢。
催化剂促进剂在 E-6109后面加入。催化剂促进剂经泵（G-6606/7）以液相进入反应循
环。促进剂在进入大量的循环气之前，要用加热少量循环气来气化。这种设计防止固体形成，
并提供了循环气中的促进剂均匀分布。
由于催化剂活性周期的原因，循环气进入反应器的量是变化的。设计流量变化范围从反
应前期的 1.05 MMKg/hr到反应末期的 1.21 MMKg/hr。
反应器 E-6101排出富含 EO的循环气。反应器出口的循环气温度，在反应末期约为
257℃，在反应前期为 228℃。出口封头的容积最小化设计，这便于催化剂的更换，减少杂
质生
成、减少换热器结垢、减少反应循环管线尾烧的危险。管子的数量以及反应器外径由最大产
品流速时的催化剂最高温度决定。
反应器的冷却是通过汽包发汽系统来实现的。汽包 C-6130水通过热虹吸式将水循环到
反应器壳体，从回流液体中分离出所产生的蒸汽。反应器的热量产生的蒸汽从反应前期到反
应末期，随催化剂周期变化，都回收到中压蒸汽总管。汽包和反应器的设计压力由反应末期
蒸汽压力（饱和温度255℃）决定，为4.9 MPaG。
热的循环气进入位于反应器封头底部的换热器E-6104， 进行快速急冷。换热器提供锅
炉给水预热，提高了来自反应器的蒸汽产量，同时降低反应器进口温度，有利于远离氧气极
限值。E-6104的快速冷却也减少了杂质生成的数量。来自 E-6104的冷却循环气在循环气热
交换器 E-6106中进一步冷却， E-6106的最低温度（最大热负荷时）由 E-6109最低进料
温度120℃和 E-6104的出口温度所决定。
循环气，再经 E-6111中急冷并部分冷凝。混合的两相在水洗塔 C-6401底部的循环气
凝液缓冲段分离，液相（主要为水）由 G6110/6112循环气水洗泵循环喷淋入 E-6111顶部
管程进口，以防 E-6111管程结垢，气相进入水洗塔填料段回收EO。
水洗塔顶气相进入循环气压缩机K－6116。为了移除氩气和氮气，从压缩机 K-6116的
吸入口取出一股吹扫气，进入膜回收系统。
压缩机由一个蒸汽透平机驱动。压缩机进口压力约为1.77 MPaA，出口压力约为2.25
MPaA。
压缩机下游加入甲烷致稳。
催化剂抑制剂在压缩机与二氧化碳吸收/急冷塔 C-6301之间加入。
E6101的底部大直径封头和法兰采用夹套以维持同反应器及其底封头的相同热膨胀。相
同的热膨胀，就能保持紧密密封。
当一个循环压缩机发生停车，循环气系统会自动降压。这样会阻止系统热区发生自燃。
膜回收系统
为了控制反应循环气回路中惰性气体的浓度，从压缩机 K-6116的吸入口连续取出一小
股吹扫气，吹扫气流进入乙烯回收系统将乙烯从惰性气体中分离。大约90％的乙烯被回收，
经尾气压缩机回循环气系统。惰性气体（包括甲烷和氧气）送至废气总管。总的来说，膜回
收系统用来回收乙烯。
5.2回收乙二醇——62单元
5.2.1概述
该工艺部分的功能是清除 催化剂所需要的促进剂，回收在吸收塔的清洗水
和循环气冷凝液中的环氧乙烷等效物和去除 EO反应系统中所产生的杂质。这些杂质的多少
是由各流程排放来控制的。来自 61工段的循环气凝液（CGC）包含反应生成的水、EO、EO
反应杂质、惰性气体和盐。来自 64工段的水洗塔水洗水包括工艺水、杂质、乙二醇和盐。
回收乙二醇单元（PGU）包含这些水洗水，并在回收乙二醇反应器 Y-6235中，将循环气凝
液中所含的EO转换成乙二醇。
Y-6235塔底出料进入到提浓塔C-6211，进一步脱除水、游离甲醛、轻质杂质，塔底为
乙二醇、多乙二醇和重盐。塔顶气相在 E-6411中冷凝，大部分凝液进入污水处理厂。部分
凝液回流至C-6211。
第二个塔称之为精制塔C-6221，将提浓塔底物料中的乙二醇回收作为侧线产品。正常
操作中，回收乙二醇后，经过活性炭床 V-6250-C01/-C02送到乙二醇提浓塔C-6811。但在
开车和波动工况下，乙二醇被送至粗乙二醇贮罐 D-6870或乙二醇收集罐D-6240。精制塔釜
液，包括多乙二醇和盐，经凝液稀释，送至多乙二醇贮罐D-6917。
5.2.2详细描述
回收乙二醇单元反应系统
加到回收乙二醇单元的主要进料包括来自泵 G-6110/6112的循环气凝液（CGC）和泵
G-6415/6416的水洗塔水洗液。
循环气凝液包括反应凝水、EO、EO反应杂质和盐。循环气凝液的量由催化剂效力和季
节性操作条件决定。来自 62工段的循环气凝液量为 12,100 kg/hr至 15,700 kg/hr，由
C-6401塔底液位控制。亚硫酸氢钠（NBS）用以去除循环气凝液中的杂质。由于循环气凝液
在较高压力下送至 62工段，所以 NBS供给系统在水洗塔增压泵 G-6204/G-6205入口取一
点进入，将NBS加入系统。
水洗塔水洗液含有工艺水、杂质、乙二醇和盐，经水洗塔增压泵 G-6204/G-6205加压，
达到与回收乙二醇反应器 Y-6235出口压力一致。普通情况下水洗塔水洗液流量与水中的杂
质相关，一般约为16,900 kg/hr。
循环气凝液和水洗塔增压泵 G-6204/6205出口的水洗塔水洗液混合。混合流体经回收
乙二醇反应器预热器E-6202，通过控制壳程中压蒸汽流量，从72-79°C 加热至 170°C以
满足 EO转化为乙二醇的无催化剂反应。若反应进料温度过低，则 EO反应不充分，导致 EO
损失。若反应温度过高，则大量 EO蒸发，降低 EO转化率，同样导致 EO损失。
回收乙二醇反应器 Y-6235将循环气凝液/水洗塔水洗水中的 EO转化成乙二醇、二乙二
醇及痕量三乙二醇。这是个 8NPS管式反应器，沿着反应器的长度方向均匀放置的三个混合
器6235-A, 6235-B, 和6235-C。混合装置确保由于惰性气体的存在而可能逸出的EO，返回
到液相状态，以保证高 EO转化率。反应器的长度提供了足够的停留时间，减少了 EO逸出，
控制在 10ppm wt以下（一般达到 1ppm wt）。反应器的背压控制在1870kPa（A）。反应时的
高压使 EO留在液相中。反应放热，在绝热情况下，放出的热量使液相从170℃升高至180℃。
回收乙二醇反应器 Y-6235按一种安全方式操作：固定的反应器进口温度上下限与相应所计
算出的反应器出口最小压力。如果反应器在低于普通压力（比如开车）下操作，EO会因反
应温度上升而逸出溶液。通过增加水洗塔水洗水量，稀释EO，以减小 EO的气相分压。而且，
大流量会引起反应器混合装置里的更大涡流，更助于 EO的再溶解。所以，大流量的水洗塔
水洗水可以使反应器出口压力降低；因此，安全反应的反应器出口压力与水洗塔水洗量有关。
在反应器安全温度、压力范围以外操作，会引起循环气凝液流股进料的跳车。安全操作框架
限制了可能从 Y-6235逸出并进入到提浓塔 C-6211的 EO量，而这些 EO最终通过 C-6412
的放空口进入到尾气总管，而废液将排至污水处理厂。
回收乙二醇单元提浓塔系统
反应器 Y-6235的产品进入到提浓塔进料过滤器（ Y-6209 或 Y-6210），以除去在反应
中生成的固体聚合物。这些固体聚合物会阻塞进料分布器和提浓塔 C-6211中回收乙二醇单
元的填料。两个过滤器并联，一个在主管路，另一个在副管路。通过压差指示判断过滤器是
否需要清洗。过滤后的反应器产品物料压力降低，与经乙二醇收集罐 D-6240闪蒸分离后的
流股合并，再进入提浓塔C-6211。
提浓塔 C-6211的进料量维持在 33,000 kg/hr至40,700 kg/hr。把进料速率维持在这
个范围内，是为了塔内填料达到正常负荷，确保塔顶出料量，符合 EO汽提/再吸收塔第一
再沸器E-6411的负荷量，使EO汽提/再吸收塔第二再沸器E-6495在正常范围内操作。如果
C-6211的总进料量小于33,000 kg/hr，则需调整水洗塔水洗水量，或加入 D-4240的物料，
以使总流量达到要求。
提浓塔 C-6211内有一个两段床式填料，将水、游离醛、轻杂质与乙二醇、多乙二醇、
盐分离。C-6211塔顶气相是一股饱和状态低压流体，为 E-6411提供热负荷。出自 E-6411
的凝液收集于EO汽提/再吸收塔第一再沸器凝液贮罐C-6412。C-6211顶部正常压力为202
kPa(a)，由罐 C-6412的尾气压力控制。罐 C-6412的一部分凝液通过 G-6413/6414用来作
C-6211的回流，流量一定。由提浓塔注碱计量泵 G-6260/G-6261其中的一台，向这股回流
注入碱液。注入流量基于一个固定的碱液/回流质量比，为的是塔底 pH值维持在7～10。加
碱液的目的是保护 E-6411及相关设备以免腐蚀。罐 C-6412的其余凝液经二氧化碳吸收塔
预热器 E-6303热量回收后，进入到污水处理装置。
C-6211底部的水溶液含有乙二醇类和盐，通过重力流的方式进入到两个再沸器中的第
一个。提浓塔第一再沸器为一釜式再沸器， C-6211塔底流股以 123℃（83wt％水）进入到
E-6212壳程，137℃（30wt％）离开。E-6212的凝液由重力流进入回收乙二醇凝液罐C-6236，
然后经提浓塔塔顶凝液泵 G-6237/G-6238打入工艺水罐 C-6701和乙二醇蒸发器
C-6708,C-6709,C-6711。由 C-6236的凝液流量控制塔内液位。由于 G-6237/G-6238出口是
装置内唯一“高压”工艺凝液源，因此开车时，需要向 C-6236注入额外一股工艺凝液（这
时E-6212不能按设计流量产生工艺凝液）。
来自 E-6212的釜液流由重力流入提浓塔第二再沸器 E-6213壳程中。此再沸器使用中
压蒸汽，降低水分至大约6wt％。由进入换热器的蒸汽量控制壳程液体温度175°C。E-6213
来的提浓乙二醇经提浓塔塔底泵 G-6214/G-6215输至回收乙二醇单元精制塔 C-6221。如果
C-6221没有操作，也可以使用这些泵将提浓乙二醇输至D-6240。当 E-6213清扫停用，也
可以用这些泵将 E6212的釜液输至D-6240，以使得 C-6211继续操作。
回收乙二醇单元精制塔系统
E-6213的出料进入到精制塔C-6221。C-6221是一个带三个填料床的真空塔：上部有两
个填料床，下部有一乱堆填料床。来自 E-6213的进料位置在此真空塔下部填料的上方。
塔在真空下操作以实现乙二醇与多乙二醇、盐分离时有一个较低的塔底温度141°C（温
度在强制循环再沸器出口处测取）。真空工况由精制塔真空单元 V-6231提供，它是一个混
合系统：蒸汽喷射器、中间冷凝器和一个液环真空泵。做功流体为中压蒸汽。真空尾气以正
压排出至尾气总管。V-6231产生的真空凝液由重力流放净至污凝液罐C-6230。为了保持精
制塔真空度为2.13 kPa(a)，使用低压氮气作为载荷气体进入第一级喷射器。
精制塔塔顶冷凝器 E-6222是一个水平管壳式冷凝器，整合于C-6221。这样塔/冷凝器
一体式设计，使真空塔的压力损失最小化。出自塔 C-6221顶部填料床的工艺气相，走冷凝
器管程，并冷凝。冷凝器工艺气相出口温度设计为42°C，可以通过调节闭路循环冷却水来
达到。出自 E-6222的凝液回流至C-6221，并通过一个位于填料床上方的液体分布器，返回
至真空塔。凝液的一小部分可以送至污凝液罐C-6230，相应地延长活性炭床的寿命。但是，
这样做也会使乙二醇损失，因此通常不采用。循环冷却水冷凝大部分塔顶气相，余下的部分
不用完全冷凝以移除低沸点杂质。不凝气相进入到精制塔尾气冷凝器E-6220，凝液排至
C-6230。E-6220使用来自 69工段冷冻单元的盐水作冷凝。
热量通过一个强制循环（包括螺旋板式换热器）输入C-6221。精制塔塔底再沸器E-6223，
使用低压蒸汽。控制去 E-6223的流股，来控制 C-6221塔底液位（例如塔底50％）。如果
E-6223出口温度达到141°C，则要限制去 E-6223的流量。从 E-6223到 C-6221工艺回流
线包括一个限流孔板，维持螺旋板式换热器内背压，使之大于工艺混合流中气相压力，以避
免闪蒸及换热器结垢。加热后流体经过孔板后，进入塔内时发生闪蒸。
C-6221的出料量受其中总盐份的含量或用户规定的盐份含量（上限为25％）所控制。
另外一条附加限制是流出 C-6221的最小流量要满足 SIS计算所得最小稀释盐溶液浓度。为
了最小化用来稀释 C-6221塔底的乙二醇量，使用二乙二醇塔底流体(DST)进入塔底。由于
加入高沸点的 DST提高了 C-6221的塔底温度，如果 E-6223出口温度接近上限141°C，则
有必要经旁路至 C-6221底部。
C-6221底部呈分液罐状，其直径比塔本体小。它减小了液体在塔内停留时间，同时满
足了泵 G-6227和 G-6229的汽蚀余量。减少 C-6221底部停留时间，可以减少杂质生成所
需时间，使 MEG纯度更高，延长活性炭床寿命。大多数液相出塔底（约250,000 kg/hr），
途径精制塔循环泵G-6227、精制塔塔底再沸器E-6223，返回到塔。余下液相出塔底，进入
精制塔塔底泵G-6229。泵G-6229出口物流，大部分回流至塔，其它进入精制塔塔底静态混
合器Y-6226中，与真空凝液混合。泵 G-6229采取了相对较大的回流，为了实现高扬程，
低流量。如上所述，C-6221塔底出料为设置值。
C-6221塔底出料必须用真空凝液稀释至最大水含量50wt％，然后输送至罐区。来自
C-6230的凝液由污凝液泵 G-6232输至 C-6221以实现快速稀释。稀释流股经过精制塔塔底
静态混合器Y-6226。二乙二醇塔底流体旁路流（正常情况下无）单独测量并混合至 C-6221
塔底稀释流股。稀释的多乙二醇废液输至E-6919，冷却到45°C，然后进入到多乙二醇贮罐
D-6917。
回收自 C-6221乙二醇（约 99.87 wt% 乙二醇）。乙二醇在位于底部填料床下的烟囱塔
盘收集。烟囱塔盘收集乙二醇，然后进入精制塔侧线泵G-6225。G-6225打出的乙二醇或是
回流塔 C-6221（为湿润中部填料床），或是冷却后进入到活性炭床移除杂质。去活性炭床的
乙二醇流量受烟囱塔盘上的液位计控制。回流至 C-6221的流量也受控制。
G-6225打出的乙二醇走精制塔冷却器 E-6224管程，从 103°C降至40°C。冷却水走
壳程。为确保乙二醇出口温度对催化剂床边不太高，温度报警设为55°C。
回收乙二醇活性炭床系统
经 E-6224冷却后的流体进入活性炭罐V-6250-C-1 / V-6250-C-2，以脱除杂质，提高
乙二醇品质。为减少更换活性炭频率，使用了一套满足设计进料量的双罐一体式活性炭单元，
实现了最大经济效益。活性炭罐并排布置。如果使用的一个活性炭罐失活，设计的阀门管道
允许单个罐操作。活性炭罐进口有采样分析设备来探测杂质。第一个活性炭罐失活后，采样
分析设备切换至第二个活性炭罐处。
正常操作下，回收的乙二醇经活性炭床后，进入活性炭过滤器Y-6253，去除乙二醇中
可能存在的活性炭颗粒。过滤后的乙二醇进入到主乙二醇精馏流程中的乙二醇提浓塔
C-6811。当 C-6811不可用时，纯净的乙二醇流股也可以进入到粗乙二醇贮罐D-6870。
当一个活性炭罐需要再生，备用活性炭罐中的乙二醇用冲洗冷却凝液回收，进入两个活
性炭过滤器中任一Y-6254 或 Y-6255，以去除流体中的活性炭颗粒，然后进入到D-6240。
冲洗完失活活性炭罐后，换备用活性炭罐，冲洗用冷却凝液进入到D-6240，经 Y-6254/
Y-6255去除新活性炭中颗粒，接着用来自 E-6224的乙二醇来冲洗活性炭中冷却凝液。两个
过滤器Y-6254/Y-6255适用活性炭床冲洗操作，因为相比一般乙二醇回收操作，还要考虑篮
式过滤器的更换频率。3个活性炭过滤器Y-6253/Y-6254/Y-6255都是独立的篮式过滤器。
如果Y-6253在正常操作时需更换，乙二醇可以改去Y-6254 或 Y-6255。
回收乙二醇单元贮罐系统
乙二醇装置废液及循环流股（包含可回收乙二醇）送至乙二醇收集罐 D-6240作短期储
存，最终送至 C-6211处理。D-6240的流股包括连续流和几股间歇流。
由于D-6240设计温度为100°C，来自C-6305的连续塔盘清洗水和来自E-6212 或
E-6213间歇流股必须冷却至 40°C或更低温度，才能进入D-6240。这些流股由乙二醇收集
罐冷却器E-6241冷却，E-6241是一个螺旋板式换热器。冷却水（流量不控制）走换热器的
冷侧。
D-6240是个常压氮封贮罐。由于有痕量 EO存在，氮封用来维持罐内气相不可燃条件。
乙二醇收集罐泵 G-6242将物料从D-6240 传输至C-6211，同时也提供罐内物料循环混合，
通过喷射混合器 6240-B约8,000 kg/hr。喷射混合器降低了罐内浓度差异，为 C-6211进
料提供了较固定的组成。
5.3二氧化碳清除——63单元
5.3.1概述
二氧化碳清除单元(CO2RU)包括一个二氧化碳吸收/急冷塔，塔内贫碳酸盐溶液吸收循环
气中的二氧化碳；一个二氧化碳再生(带闪蒸罐)塔，塔内解析出二氧化碳，放空至大气。急
冷和水洗部分安装在吸收塔顶部，循环气经水洗后返回到 EO反应系统。
5.3.2详细描述
含有0.5 ～1.0 mole%二氧化碳的循环气（按催化剂使用情况变化）走 E-6303管程与
废水加热（温升约 3 °C），然后进入到二氧化碳吸收/急冷塔C-6301。冷却后的废水离开
E-6303壳程进一步在 E-6458冷却，再送至污水处理。
循环气离开 E-6303进入到C-6301，所含二氧化碳被20%碳酸钾溶液吸收，另有一股 Fc
值约为0.34%的碳酸钾溶液进入到塔内。富碳酸盐溶液（Fc≈ 0.5）离开塔内吸收部分。循
环气离开塔 C-6301时二氧化碳的浓度，在反应前期时必须小于0.3 mole %，反应末期必
须小于0.5 mole %。
贫碳酸盐溶液温度在63 °C到66 °C，在两段填料上部进入到二氧化碳吸收/急冷塔
C-6301。循环气在两段填料下方进入塔。大约2-5%的贫液作为热流进入两段填料之间，以
提高填料的温度。较高的温度加快填料段中反应速率，即加快二氧化碳清除速率。贫液顺填
料而下，与循环气逆流接触。热贫液按需要调整流量，以保持出口循环气中二氧化碳浓度。
热贫液的调整不能频繁，不过也需对反应系统的高浓度二氧化碳、吸收塔循环气流量温度变
化或其它变化作出反应。循环气离开吸收塔填料后，进入到水洗部分，较进塔时温度升高
5 ～ 10℃。水洗部分包括一段填料，一个丝网分离器安装在吸收部分和急冷/水洗部分之间，
一个叶片式分离器安装在急冷/水洗部分的出口。雾沫分离器的目的是为了减少被循环气体
带到反应系统的碳酸钾溶液和液态水的量。液态水会明显使催化剂效率降低，钾盐会使催化
剂中毒。
洗涤水经泵G-6313/14（一用一备）在 C-6301内循环，（和雾沫分离器一起）以防碳酸
钾溶液过载。出自水洗部分的清洗水通过重力流进入到从吸收段填料顶部进入到内部溢流
管。这股清洗水提供了一部分补充到碳酸钾溶液环路。碳酸钾溶液循环失去的水分经再生塔
放空至大气，或离开 C-6301进入到循环气。环路中流量控制已定。洗涤水在烟囱塔盘收集。
离开 C-6301底部的富液，在贫/富碳酸盐液换热器 E-6319中与热贫液换热，流量受到
控制。富液从~55°C加热至~115 °C，贫液从~125°C冷却到 ~65 °C。含有小量 EO的富
液进入到回收乙二醇反应器Y-6320。反应器直径为1m，长度为45.7m，提供足够的停留时
间，反应后液相中剩余 EO达到一定浓度以下。
乙二醇反应器的后段，安装在再生塔顶部的富液闪蒸罐中，富液压力降至269kpa(a)。
闪蒸罐中生成的气相物料包括惰性气体、还有 E-6319中汽化的EO。这股气相流股循环至 EO
回收系统－C-6404塔的下部汽提。在开车时，闪蒸罐的压力一般通过放空阀和甲烷管线上
的调节阀来控制。闪蒸的意义是回收乙烯，减少二氧化碳尾气中烃的排放，提高经济效益。
离开闪蒸罐底部的富液，进入到 C-6305再生部分，液位控制。再生部分包括两段填料。
热量通过自然循环再沸器 E-6307加入到 C-6305的富液中，由于吸收可逆反应，再生二氧
化碳和碳酸钾。工艺蒸汽在 E-6307壳程冷凝，收集于C-6351，经泵 G-6352/53（一用一备）
输至工艺水罐C-6701。C-6305塔底部有个备用管嘴，以备蒸汽直接输入。再生生成的二氧
化碳进入到塔内的水洗部分，和水组成饱和气相，水含量约为 90mole %，二氧化碳约为 10
mole %，温度约为120℃。
水洗部分由水洗塔盘和一个安装在闪蒸罐和再生填料之间的烟囱塔盘组成。水洗塔盘有
两个作用：（1）去除来自再生部气相里的乙二醇，并吹扫出系统（2）减少碳酸钾对大气的
排放。含有乙二醇的气相与洗涤水逆流传质。洗涤水在烟囱塔盘收集后，进入回收乙二醇单
元，进一步回收乙二醇。
离开水洗部分的尾气在二氧化碳再生塔尾气冷凝器 E-6308壳程中部分冷凝，管程为来
自C-6301塔顶的冷循环气。部分冷凝的再生尾气进入到闪蒸罐C-6309。尾气未冷凝部分通
过一压力调节阀 PV-6305-05A和减噪设施后排至大气（同二氧化碳尾气）。在只需要少量或
没有二氧化碳的情况下，由包括氮气输送阀在内的压力控制系统帮助实现。开车时，碳酸盐
溶液开始聚集， E-6308没有冷凝物，所有 C-6305塔顶出料必须排放至大气。 PV-6305-05A
和二氧化碳放空管线处理这股物料时会发出超标噪声，因此通过 HV-6305-05C排放至大气。
这样的放空也有个减噪设施。在开车操作中，系统压力由 PV-6305-05A控制。一旦阀门超
压，级联压力控制将会开启HV-6305-05C。冷凝液由 C-6309的液位控制 流入 C-6305塔底。
备用路线为通过 C-6309的放净口，凝液利用重力流经C-6412，流入污水系统。
来自再生塔底的贫液（~125 °C），流入贫碳酸盐液加压泵 G-6327/28（一用一备），泵
所需的汽蚀余量较低。碳酸钾溶液进入到碳酸盐液主泵G-6310/11（一用一备），压力升高，
经贫/富碳酸盐液换热器 E-6319壳程后，进到C-6301。溶液循环流量由E-6319 和 C-6301
之间的流量调节阀控制。热贫液走 E-6319旁路，进入到 C-6301两段填料之间，由单独流
量调节阀控制。开车时，加压泵 G-6327/28用于循环碳酸钾溶液，溶液走短的回路（C-6301
旁路），聚集在C-6305。差不多 2年以后，溶液中缓慢聚集的有机盐需要吹扫。加压泵出口
有一流量调节阀，清洗水经E-6303 和 E6458后，送至污水处理。
为控制碳酸盐溶液和洗涤水中起泡沫，取两点加入除沫剂。一点位于贫液加压泵
G-6327/6328的进口。另一点位于急冷/冲洗水循环泵G-6313/14进口。两点都各自用手动
加液罐注入。
碳酸钾溶液缓冲罐D-6323用于存放工艺设备操作所需的溶液，还有足够的工作存量、
整个系统的两次冲洗水。罐需保温，用内部凝液环管加热。还包括一个低点收集总管，可放
净至碳酸盐溶液收集池D-6306。此收集池同时提供碳酸钾溶液混合及碳酸盐溶液系统的放
净。收集池和贮罐之间有碳酸盐液污水池泵G-6325，当系统放净后，将溶液送至D-6323。
碳酸盐液过滤器Y-6326置于G-6325出口用于混合及放净时溶液过滤。过滤器也可用来过滤
自加压泵出口至C-6305塔底的溶液。
5.4 EO的回收/精制——64单元
5.4.1概述
METEOR环氧乙烷回收工艺与传统相比更安全，这是由于它将收集的EO限制在汽提塔内
部冷凝器附近，不需要EO压缩单元，不需要向在精制工艺中回收的EO供热量。
EO回收工艺包括两个主要设备：EO吸收塔C-6401和EO汽提/再吸收塔C-6404。其它
的设备都是辅助或从属于这两个设备。
EO吸收塔C-6401接收来自反应循环气的EO，用冲洗水脱除气相中的EO。冲洗水中所
含EO通过一系列孔板减压，经EO汽提/再吸收塔进料预热器E-6403后，进入到塔C-6404
的汽提部分。在C-6404中EO提浓，经EO汽提/再吸收塔内部冷凝器后，在塔顶再吸收。提
浓时必需移除亲水杂质。冲洗水经水洗塔冲洗水冷却器E-6422，从汽提/再吸收塔底循环至
EO吸收塔。水洗塔增压泵6415/6416为组泵，配有备用泵；水洗塔输水泵G-6417/6418增
加了冲洗水压力使之能进入EO吸收塔。
热量通过五种方式进入到汽提/再吸收塔：
EO汽提/再吸收塔进料预热器E-6403中所含热量。对与C-6401塔底至C-6404进料回
收热量。C-6404对进料流股进行优化。
由62工段提浓塔塔顶流股的热量，被EO汽提/再吸收塔第一再沸器E-6411利用。
来自第四效蒸发器上部的工艺蒸汽直接进入到C-6404塔底（汽提部分）。这股蒸汽不仅作
为热源，而且清洗水的补充水源。
调整EO汽提/再吸收塔第二再沸器E-6495产生的C-6404再沸物，再沸器使用来自第四
效蒸发器。
同样来自第四效蒸发器顶部的工艺蒸汽，直接进入到再吸收塔汽提部分（E-6405以上），
以去除轻杂质如二氧化碳和其它不溶性气体。
C-6404塔顶不被吸收的轻气体，经尾气压缩机K-6460返回至循环气系统。再吸收塔吸收的
EO进至EO提纯部分。
EO提纯部分包括EO提纯塔(EOPC)及其辅助设备。再吸收塔底进料至EOPC的热量，用
于来自工艺水罐的工艺水。还有来自第四效蒸发器顶部的蒸汽给塔提供了热量。纯EO从侧
线出料，EOPC釜液送至乙二醇反应部分。
5.4.2详细描述
EO水洗塔 (C-6401)
循环气冷却器E-6111出口流股进至EO吸收塔C-6401底部，气体与之夹带的液体进行
分离。夹带液体直接进入循环气水洗泵G-6110/6112，经泵输送到回收乙二醇反应器预热器
E-6202，或返回至E-6111。工艺气体经烟囱塔盘，自C-6401塔底上升到塔的水洗部分。水
洗部分在烟囱塔盘上方，有两段填料。
冲洗贫液为含少量EO、乙二醇、盐分的水溶液，生成于EO汽提/再吸收塔C-6404B，经
EO汽提/再吸收塔进料预热器和水洗塔冲洗水冷却器E-6422冷却后，进入到EO吸收塔的液
相分布器。冷却后的冲洗水自两段填料上方向下流，气体自塔底向上升。出塔顶的气相EO
浓度较低。塔顶气相的EO浓度（逸出）和冲洗水进料温度、流量相关联。塔顶逸出的EO
设计值为约60ppm vol％,这是反应器催化剂初期夏天工况。
沿塔而下的冲洗水收集于烟囱塔盘。EO富液离开烟囱塔盘，经一组限流孔板，进入到
E-6403。
C-6401的最大工作压力为2.34 MPaG，当循环气压缩机K-6116跳车，可以维持循环气
回路设定压力。EO吸收塔材料为碳钢复304L SS。
EO汽提/再吸收塔进料预热器(E-6403)
为节约能量，EO汽提/再吸收塔进料预热器E-6403将EO吸收塔底冷流和EO汽提/再吸
收塔底热流进行换热。C-6401塔底冷流进入E-6403管程，C-6404塔底热流走壳程。传热量
是塔的一个敏感参数。E-6403管程出口的高温度，会使过量的水逸出再吸收循环系统，生
成过量的乙二醇。出口的低温度会使C-6404塔两个再沸器负荷过量，导致C-6404釜液中高
EO循环量。
水洗塔冲洗水冷却器(E-6422)
C-6404釜液出E-6403壳程，进入到水洗塔冲洗水冷却器E-6422，冷却后返回C-6401。
E-6422是一组三个板式换热器，两开一备，使用冷却水做冷流。E-6422出口工艺冲洗水的
设计温度为35℃。此设计温度比循环水进口最大温度（32℃）高3℃。E-6422旁路中的冲
洗水用于调节冲洗水出口温度（35℃）。离开E-6422的冷却水进入到水洗塔输水泵
G-6417/6418，压力升高后进入到C-6401。
水洗塔增压输水泵(G-6415, G-6416 和 G-6417, G-6418)
冲洗水环路包括C-6404的两组出料泵。这些泵用来将C-6404釜液加压大约2 MPa，使
之可以进料至C-6401顶部。水洗塔增压泵G-6415/6416将C-6404釜液加压至中间压力级别。
中间压力等级保证将冲洗水吹扫流股送至回收乙二醇单元（PGU），经过E-6403 和 E-6422
时有压力损失。E-6422的出口冷却流股，经水洗塔输水泵G-6417/6418后，压力上升以便
进入C-6401。
两组泵都为高扬程，高流量。由于工艺要求，都为不锈钢制造。同为一用一备。当泵组
跳车事故时，G-6417/6418 至C-6401的回流旁路实现了零扬程保护，同时允许自
G-6415/6416流量减少。
为提供增压泵G-6415/6416的密封冷却冲洗水，从E-6422出口流股中抽取一小股流体，
直接进入泵的密封冲洗口。
至提浓塔的冲洗水
来自反应系统的乙二醇、盐等杂质会在冲洗水环路中积聚。为防止积聚，需放出一股冲
洗水。放出位置介于水洗塔增压泵G-6415/6416和EO汽提/再吸收塔进料预热器之间。流量
由进入C-6401塔EO和C-6404塔再吸收部分中杂质的含量决定。这股放出流股送至提浓塔
C-6211。
既然为杂质聚集而放出一股冲洗水，就需要在冲洗水回路中补充一股新的。
EO回收区域的碱液加入
冲洗水的pH值在E-6422的出口处测定。碱液通过水洗塔贫液注碱计量泵G-6420/6421
加入到C-6404底部，以维持塔底条件。碱液的加入可以在冲洗水回路中减少腐蚀、乙二醇
生成、分解亚硝酸成二氧化氮的影响。在C-6401和C-6404的釜液中亚硝酸分解生成二氧化
氮，使得至乙二醇反应系统的再吸收EO进料中，氮化合物浓度较高。这可能会影响乙二醇
品质。需加入碱液以控制冲洗水的pH值。
冲洗水环路中除沫剂的加入
来自计量泵G-6678)除沫剂加入到水洗塔输水泵G-6417/18进口。添加时利用了冷冲洗
水的低温，减少了高温下除沫剂的损失。除沫剂用于防止塔内起泡，同时也防止换热器内的
大量结垢。
亚硫酸氢钠NBS的加入
亚硫酸氢钠加入C-6404塔再吸收部分的EO进料中，以控制甲醛生成。经NBS进料泵
G-6691/6692，添加剂注入冲洗水环路中的水洗塔冲洗水冷却器E-6422出口。NBS的添加，
使得EO回收区域，在E-6405出口可以满足对甲醛限值得技术要求。NBS将甲醛转化成不挥
发盐，如此连续地将冲洗水中的甲醛去除。E-6405的垂直向上错流设计，也有助于去除甲
醛。循环气冷却器出口的甲醛浓度由分析仪表AI-7406-01测定。所测值决定NBS的加入量。
EO汽提/再吸收塔及其内部冷凝器(C-6404 和 E-6405)
EO汽提/再吸收塔C-6404 （或称 EORC）包括汽提段和再吸收。两部分由内部冷凝器
E-6405隔开。C-6404塔内有七段填料。两个热虹吸再沸器E-6411 、E-6495，都使用直接
蒸汽注入。C-6404有四段不同直径。
C-6404的底部在正压下进行普通的汽提操作。C-6404塔的主要进料为EO冲洗富液，来
自于E-6403管程，从塔底填料层上方的进料沟槽进入塔。EO从冲洗富液中汽提。EO与其它
轻组分沿E-6405管程向上，进入到精馏部分。汽提后的冲洗水，即冲洗贫液从塔底流出，
返回至C-6401。
精馏部分降低了夹带进入E-6405气相中水和杂质的量，气相使用凝液回流冷却。精馏
和冷凝部分在冲洗水和再吸收水中间形成一个隔离。在C-6404进料上方的精馏部分蒸汽流
量明显比下方低。这使得塔径减小，以正确地在进料上方放置填料。
富含EO的气相冷流离开E-6405，经烟囱塔盘进入到EORC的再吸收部分。填料部分紧
挨气相进口，大部分再吸收在此完成。在主吸收填料以后，气相流量大大减少，因此塔径减
小。C-6404塔顶有两个附加填料层，用于吸收进一步气相中剩余的少量EO。再吸收塔顶部
尾气，含不凝气、饱和水蒸气及痕量EO，一般情况下进入尾气压缩机K-6460。若事故情况
下K-6460有波动（如C-6404塔压力低或K-6460高吸入压力）或K-6460跳车，塔顶尾气进
入废气总管。
工艺再吸收水经再吸收水溶液冷却器 E-6446AB冷却后，进入到C-6404顶部。再吸收
水溶液来自工艺水罐C-6701，经乙二醇反应器预热器E-6774AB，EO提纯塔进料预热器E-6431
和E-6446后，进料至C-6404。乙二醇反应器预热器回收来自C-6701的热量，用于预热乙
二醇反应器进料。EO提纯塔进料预热器也回收蒸汽中的热量，对进入EOPC进料加热。
来自再吸收部分的液体向下直接进入轻组分汽提部分。蒸汽直接喷射在汽提部分底部，
以去除诸如二氧化碳及其它不可溶气体等杂质。离开本部分的液体包括水和EO（两者质量
比约为12：1）等。这样的水和EO之比为水解比率。液体离开再吸收塔，经EOPC进料泵进
入G-6409/6410到EO提纯塔(EOPC)。
通过调节K-6460出口至进口的循环量，控制EORC塔的操作压力。调节K-6460出口至
进口的循环量，使压力调节阀调节塔顶气相流量。当C-6404塔需要更高的压力，压缩机出
口回进口的流量增加。
穿越C-6404塔底填料层的蒸汽按比例分流成两个热源：喷射至EORC汽提部分的蒸汽和
到EO汽提/再吸收塔第二再沸器E-6495。喷射蒸汽用到最大量，而到E-6495的蒸汽量根据
不同负荷压力变化。保持汽提部分的液位对操作两个热虹吸再沸器来说很重要。同时液位控
制来自工艺水罐C-6701或乙二醇提浓塔预热器E-6831的冲洗水，保持至汽提部分稳定。如
果 来自C-6701/E-6831冲洗水不够，液位控制也能打开来自凝液总管的流股。当C-6404
塔底发生高液位，流量调节阀门打开，将冲洗水放出至乙二醇收集罐D-6240，以降低冲洗
水液位。
EO汽提/再吸收塔第一/二再沸器(E-6411和 E-6495)
C-6404的主要热负荷来自于两个热虹吸式再沸器：汽提/再吸收塔第一再沸器E-6411
和汽提/再吸收塔第二再沸器E-6495。两个再沸器的管程出口都与C-6404紧密接合。
E-6411的壳程接收来自提浓塔C-6211顶部工艺蒸汽。E-6411可作为C-6211冷凝器。来自
C-6211顶部的气相包含的杂质可能引起腐蚀。通过水洗塔贫液注碱计量泵G-6420/6423往
C-6211回流加入碱液，以防止E-6411的壳程有腐蚀。
EO汽提/再吸收塔第一再沸器凝液贮罐C-6412接收来自E-6411的蒸汽凝液和来自二氧
化碳再生塔尾气冷凝闪蒸罐C-6309的过量凝液。来自C-6412罐顶气相去废气总管。C-6412
的凝液经冲洗水循环泵G-6413/6414去两路地点：第一路去污水处理。在二氧化碳吸收塔预
热器E-6303中，一路流股通过与二氧化碳吸收/急冷塔C-6301的进料换热，回收余热。然
后，再经EO汽提/再吸收塔凝液冷却器E-6458被冷却水冷却，温度下降至污水处理要求。
同时由水洗塔贫液注碱计量泵G-6421/6423加入碱液，进行中和。第二路直接由C-6412 返
回C-6211，作为回流。同时为了防腐蚀，也在这路流股进入C-6211之前加入碱液。
E-6495壳程接收来自乙二醇四效蒸发器C-6712的蒸汽。如果C-6712的蒸汽供应不够，
可使用低压蒸汽总管的蒸汽。EO汽提/再吸收塔第二再沸器凝液贮罐C-6496接收来自E-6495
的蒸汽凝液。EO汽提/再吸收塔再沸器凝液泵G-6497/6498将凝液送至工艺水罐C-6701。
再吸收水溶液冷却器(E-6446)
来自工艺水罐C-6701的工艺水经乙二醇反应器预热器E-6774和EO提纯塔进料预热器
E-6431冷却后，进入再吸收水溶液冷却器E-6446。E-6446为一管壳式换热器，使用冷却水
来冷却再吸收水液。再吸收水液在E-6446出口的设计温度为39.6℃。
开车时，一部分工艺水可以走E-6446附近旁路，以便在进入再吸收塔前，获得较高温
度。较高的工艺水温度用于控制开车时，乙二醇反应系统进料的pH值。
尾气压缩机(K-6460)
来自C-6404塔顶的气相或进入废气总管系统，或进至尾气压缩机K-6460。一般情况下，
进入尾气压缩机。尾气压缩机将C-6404塔顶气相加压，经EO吸收塔C-6401，将此气股送
回至循环气环路。当K-6460跳车或被隔离，C-6404塔顶气相改送至废气总管。
在尾气压缩机缓冲罐C-6459进口前部，所抽取压缩机的分析流返回至C-6404塔顶气股。
C-6459用以去除夹带液滴。相流量较小，估得所夹带液滴也较少。但是，缓冲罐也同时提
供工艺波动保护，如液泛和气涌。由于缓冲罐内附一个金属丝网，塔内没有附加补沫装置。
缓冲罐累积的液体经泵尾气压缩机缓冲罐返回泵G-6461/6462，送至C-6404的汽提部分。
EO提纯部分
EO提纯塔C-6430的侧线出提纯后的EO。这个有86个塔盘的精馏塔，将水和其它杂质
从EO中去除。提纯塔的进料来自于EO汽提/再吸收塔再吸收部分顶部。再吸收塔底先进至
EO提纯塔预热器进料泵G-6409/6410。经乙二醇反应器碱液计量泵的碱液，加至G-6409/6410
的进口。碱液用来控制乙二醇精制反应器出口的pH值，可以降低EO中的二氧化碳浓度。再
吸收塔釜液经EOPC进料泵 ，EO提纯塔进料预热器E-6431后，进至EOPC塔底。预热器提
供EOPC所需大部热量，并且设计最小停留时间，以减少在塔釜液生成乙二醇。如果需要向
EOPC增加热量，可以从乙二醇四效蒸发器C-6712获得蒸汽，从塔底液位以下喷射入塔。EOPC
的釜液经乙二醇反应器进料泵G-6772/6773送至67工段乙二醇反应部分。当没有提纯EO
出料时，塔底釜液基本组成为7.5 wt. % EO 和 92.5 wt % 水 (12:1 的水解比)。在提纯
EO出料时，釜液中EO的浓度降至6.8 wt. %（13.75 的水解比）。在提纯塔塔底的高EO浓
度（低水解比）会使提纯塔停止向乙二醇反应进料，浓度受塔底温度和压力决定。
上升至提纯塔顶部EO气相经提纯塔塔顶冷凝器E-6432冷凝。提纯塔顶压力为0.234
MPaG，足够可以在E-6432用冷却水冷凝EO气体。E-6432为立式整体安装在C-6430顶部。
冷凝的EO回流至塔板。纯EO在塔侧出料，位置在从下至上的第75个塔板。经提纯塔产品
冷却器E-6433后，纯EO温度从45℃降至10℃，然后送至EO贮罐C-6942/6946。若第30
块塔板温度过高，则停止向贮罐输送EO，以防止水分进入罐内。
从EOPC塔顶取一小股气相，用以去除二氧化碳及甲醛。这股气相回流至C-6404塔再吸
收段的二氧化碳汽提区域。通过调节EORC的放空气流和控制塔的甲烷进料，进而控制提纯
塔压力。
提纯塔也可接收来自EO贮罐的EO。经EO输送泵G-6943/44/48，EO在提纯塔底部塔板
附近进料。这条线路也可应付EO贮罐发生紧急情况时，需要接收EO进料至乙二醇反应系统。
5.5乙二醇反应和蒸发——67单元
5.5.1概述
乙二醇反应系统中，用水与环氧乙烷（EO）反应产生乙二醇（MEG）、二乙二醇（DEG）
和有限的多乙二醇。乙二醇反应接受冲洗水和来自环氧乙烷精制塔（C-6430）底部的EO。
乙二醇反应系统由管式反应器/吸收罐（Y-6771/C6779）组成，这种管式反应器与典型的管
式反应器功能相同，能将EO完全转化成MEG。大部分的冲洗水（～61%）在68工段（乙二
醇精制系统）最终浓缩和精制之前，在四效蒸发器系统中被除去。四效蒸发器生产的工艺蒸
汽被用于为好几个其它工段提供热能。杂质用惰性气体吹扫，法通过蒸发器再沸器，经主排
气冷凝器（C-6710）和在乙醛尾气汽提塔（C-6746）除去。
5.5.2详细描述
乙二醇反应
加到乙二醇反应系统的物料是来自环氧乙烷提纯塔（C-6430）底部的含有～6.8％到～
7.8％EO和水的混合物。EO的浓度取决于C-6430生产纯EO产品的产量。从C-6430出来的
EO/水混合物的温度大约为105℃。用两台乙二醇反应器给料泵（G-6772/73）的任何一台将
压力增加到约2625kPaA(381psia)。乙二醇反应器给料泵为低流量、高扬程，由马达连锁（SIS
67-1）保护。离开泵的高压力、含有冲洗水的EO通过乙二醇反应器预热器（E-6774AB）与
144℃的工艺水换热，加热到约128℃，该工艺水来自工艺水贮罐（C-6701）。在经过换热器
后的工艺水作为EO汽提/再吸收塔（EORC，C-6404）的进料。其中一条向E-6774工艺进口
提供工艺水的管线是用于C-6404的EO震动处理，从而减少C-6404中生物活性的可能性。
离开乙二醇反应器预热器（E-6774）的富EO冲洗水和乙醛排放汽提塔（AVS，C-6746）
的塔顶产物在AVS塔顶冷凝器（E-6780）中换热，将EO/水的温度提高到～139℃。接着EO/
水和排放蒸汽在主排放冷凝器（E-6710）中换热，将EO/水的温度提高到～150℃。从E-6710
出来后，EO/水进入蒸汽进料预热器（E-6731），用1670kPaA(242psia)蒸汽来加热EO/水物
料。接着EO/水物料进入乙二醇反应器/吸收罐（Y-6771/C-6779）将EO转换为乙二醇。
通过控制蒸发塔进料预热器（E-6731）壳程的蒸汽流量将乙二醇管式反应器（Y-6771）
的出口温度控制于～195℃。E-6731的出口温度为～157℃。从157℃到195℃的温升的热量
供给来自乙二醇反应。即使添加了从粗乙二醇贮罐（D-6870）回流的粗乙二醇，乙二醇管式
反应器出口195℃的温度也足以使乙二醇一效蒸发器（C-6708）的进料保持在饱和状态。
粗乙二醇贮罐（D-6870）的原料能通过蒸发塔流程再蒸发。再蒸发物料注入乙二醇一效蒸发
器（C-6708）的底部塔盘之上。采用这样的进料点能使再沸器减少能量，并有效的加热了这
一小股物料使其达到饱和状态。本设计提供的再蒸发产能为乙二醇总产量的6％加上相同量
的水（50/50乙二醇/水的混合物）的总和。
在管式反应器外设有监控氧含量的氧气分析监控器。这里要指出的是，安装EO汽提/
再吸收塔EORC（C-6404）蒸汽调节器和/或增加第二效蒸发再沸器（E-6734）和相关冷凝点
排放量是必要的。
乙二醇精制反应器（C-6779）之后的液位/压力控制阀保持乙二醇反应系统背压恒定。
该阀门的主要控制来自于EO提纯塔（C-6430）的液位控制器。当必须保持预定压力时，反
应器出口压力控制器会忽略C-6430的液位控制信号。为了避免在反应器中环氧乙烷的蒸发
的可能，必须保持反应器的出口压力高于2247 kPaA (326 psia)。因为这样的蒸发将导致
未反应的环氧乙烷吹入C-6708。
乙二醇的蒸发
蒸发系统的目的是用沸水将乙二醇的浓度从～10%浓缩到61%。这是采用四台蒸发器在
多效蒸发系统中完成的。
乙二醇一效蒸发器再沸器（E-6733）是用1670 kPaA (242 psia)蒸汽作为热源的。来
自第一效蒸发器（C-6708）塔顶的蒸气99.9%是水，它是第二效蒸发器的沸腾介质。来自
E-6733的清洁的冷凝液收集到第一效蒸发器冷凝液罐（C-6755）中，并回到中压冷凝液总
管。第一效蒸发器的釜液流到第二效蒸发器（C-6709），流量是用C-6708底部的液位来控制
的。来自C-6755的惰性气体间歇地排放至大气（通过安全区域），因为这些都是清洁蒸汽并
且很少排放。
蒸发器的底部以同样的方式继续流过其余三个蒸发器（C-6709/C-6711/C-6712）。每个
蒸发器的回流是用来控制塔顶乙二醇的浓度。
来自第四效蒸发器（C-6712）的釜液用第四效蒸发器釜液泵（G-6728）泵送到乙二醇提
浓塔（C-6811）。最终蒸发器的釜液也可以用粗乙二醇泵（G-6729）泵到粗乙二醇贮罐
（D-6870）。流到粗乙二醇贮罐的物料用粗乙二醇冷却器（E-6730）冷却到60℃以下。粗乙
二醇泵也可用作G-6728的备用泵。粗乙二醇泵被设计成能在开车水循环过程中有足够的扬
程将第四效蒸发器釜液打入工艺水罐中。
第二效蒸发再沸器（E-6734）有一个隔离的壳程（设有内部挡板），使其成为两个近似
分离的再沸器，能使含杂质的冷凝物优先被送入第二效蒸发器辅助冷凝液罐（C-6765）。从
前面一半再沸器来的蒸汽，通过和第二效蒸发器冷凝液罐（C-6756）的自排放空管线相连，
使其加入另一半再沸器的蒸汽。为了从蒸发系统中去除乙醛和其他杂质，一小部分第一效蒸
发器顶部馏出蒸汽通过C-6765被排放到废气总管。
来自第二效蒸发器的顶部蒸气用作第三效蒸发器再沸器（E-6735）的沸腾介质。一小部
分第二效蒸发器顶部馏出蒸汽通过第三效蒸发器冷凝液罐（C-6757）排到主排气冷凝器
（E-6710）。
来自第三效蒸发器的顶部蒸气向第四效蒸发器再沸器（E-6736,E-6737）提供大部分的
热负荷。一小部分第三效蒸发器顶部馏出蒸汽通过第四效蒸发器冷凝液罐（C-6758）排到主
排气冷凝器（E-6710）。
来自第四蒸发器顶部蒸汽的压力为418.5 kPaA (60.7 psia)，它通过工艺蒸汽总管被
分配使用，并通过第62、63和64部分中的再沸器作为热能输入。工艺蒸汽作为PGU浓缩塔
再沸器（E-6212）、EORC第二再沸器（E-6495）、CO2再生塔再沸器（E-6307）的进料，它也
可以作为直接蒸汽喷入EORC（C-6404）。来自再沸器的冷凝液经过蒸发器回流总管回到工艺
水泵和/或回流至蒸发器。补充蒸汽来自压力为787.5 kPaA (114 psia)蒸汽总管。
来自第二效蒸发器辅助冷凝液罐（C-6765）的工艺蒸汽冷凝液送入乙醛排放汽提塔
（C-6746），保存其包含的热能并除去轻质杂质。
从第二效蒸发再沸器冷凝液罐（C-6756）来的工艺蒸汽冷凝液由压力送入第二效蒸发器
并在其顶部压力下闪蒸。T型分离器用于将水蒸汽从这股物料中分离出来并与第二效蒸发器
顶部产物结合，加入到第三效蒸发器再沸器的热媒中，从而进一步利用其所包含的热量。从
T型分离器来的液体由压力传送入第三效蒸发器冷凝液罐（C-6757）。
从第三效蒸发再沸器冷凝液罐（C-6757）来的工艺蒸汽冷凝液由压力传送入第三效蒸发
器并在其顶部压力下闪蒸。T型分离器用于将水蒸汽从这股物料中分离出来并与第三效蒸发
器顶部产物结合。T型分离器的残留液体由压力传送入第四效蒸发器冷凝液罐（C-6758）。
从第四效蒸发再沸器冷凝液罐（C-6758）来的工艺蒸汽冷凝液由泵第四效蒸发器冷凝液
泵（G-6722/6723）打入工艺水罐。这里通过回收热的冷凝液来保存热能。因为冷凝液的压
力高于工艺水罐（C-6701）的压力，冷凝液在工艺水罐顶部进料可促进闪蒸，闪蒸蒸汽在乙
醛尾气汽提塔（C-6746）中闪蒸脱除轻质杂质。
第三效和第四效蒸发器冷凝液罐（C-6757，C-6758）排放气进入主排放冷凝器（E-6710）。
在排放冷凝器（E-6710）中与EO/水换热移除热量。E-6710的冷凝液被送入C-6746，水蒸
汽被送入废气总管。
E-6710是用来加热从C-6430来的EO/水物料的第三个交叉换热器。交叉换热器是用来
促进单元内热量综合的。离开C-6430的EO/水在进入乙二醇反应器之前，先与工艺水在
E-6774AB中换热；然后与AVS塔顶物料在E-6780中换热；接着与工艺排放在E-6710中换
热；最后与蒸汽在E-6731中换热。
20％NaOH用两台苛性碱计量泵（G-6724/25）中的一台加到蒸发器回流总管中。蒸发器
回流液中苛性碱添加量的控制，是用监测第一效蒸发器釜液的pH值以及调节泵的冲程来实
现的。在蒸发器回流中加入苛性碱对于防止有机酸混入，减少静电应力腐蚀是必需的。加入
苛性碱还能防止有机酸再循环到工艺水回路中。回流总管碱液添加泵在第61部分氧气进料
停止的时候停车，为了防止碱液在68工段集聚，一次只允许开一台泵。这样能防止能催化
乙二醇分解反应的碱性条件出现，这种潜在可能的反应会导致乙二醇精馏塔（C-6821,C6851
和C-6221）出现问题。
乙醛尾气的汽提
乙醛尾气汽提塔（AVS ，C-6746）直接放在工艺水贮罐（C-6701）的顶部。C-6746的
釜液直接流入C-6701，而闪蒸得到的蒸气从C-6701上升进入C-6746的底部。这样的设计
不需要设置釜液泵和塔再沸器。来自第二效蒸发器辅助冷凝液罐（C-6765）的冷凝液含有最
高浓度的杂质，并通过压差直接流到C-6746的进料塔盘上。加到C-6746的同一塔盘上还有
主尾气冷凝器（E-6710）的冷凝液。这两种冷凝液的液流在C-6746中用与来自C-6701的闪
蒸蒸汽接触的方法被汽提。C-6746的操作压力用将中压蒸汽直接喷入C-6701的方法控制在
397 kPaA (57.6 psig)。塔的压差用调节流到C-6701的蒸汽流量的方法来控制。来自AVS
冷凝器（E-6780）塔顶凝液通过重力流回流至C-6746。E-6780作为一个倒风冷凝器来减少
阻塞发生的可能性。
来自主尾气冷凝器（E-6710）和AVS塔顶流出物冷凝器（E-6780）的未凝的蒸气与第二
效蒸发器辅助冷凝液罐（C-6765）尾气混合并流到废气总管。与E-6780相同，E-6710也是
交叉换热器，其冷物料是EO/水。
工艺水贮罐（C-6701）的液位是用调节添加到工艺水回路上脱盐水的添加量来控制的。
脱盐水和最终浓缩塔（C-6811）塔顶流出物在回到C-6701之前与MEG产品在乙二醇/FCOH
换热器（E-6831）中进行错流换热。
来自工艺水贮罐（C-6701）的釜液有两个流向。第一个流向是被送到EORC（C-6404）的
汽提部分，净化蒸发和精馏流程中的水和杂质。第二个流向是用工艺水泵（G-6702/03）输
送到乙二醇反应器预热器（E-6774）的壳程，在这儿它们从～144℃被冷却到～119℃左右。
接着工艺水被送入EO汽提/再吸收塔冷却器（E-6404）。
5.5乙二醇精制——68单元
5.5.1概述
乙二醇精制系统（68工段）由三个精馏塔组成。乙二醇提浓塔C-6811处理从第四效乙
二醇蒸发器来的釜液并去除乙二醇中的水。塔顶的水用于换热和EO/EG装置中的其它地方。
FC塔釜液中的乙二醇被送入MONO塔，由此聚酯级的乙基乙二醇单体（PEEG）产品从侧线中
产出。更重的乙二醇通过釜液离开MONO塔进入DEG塔，由此高纯度的二乙二醇（DEG）产品
从侧线中产出。多乙二醇（如三乙二醇）通过釜液离开DEG塔被输送至PGU精馏塔（最大限
度回收MEG），或输送至粗乙二醇储罐。
5.5.2详细描述
68工段由乙二醇提浓(FC)塔(C-6811)、乙二醇MONO塔（C-6821）、二乙二醇DEG塔
（C-6851）和其他相关设备组成。
精制系统的主要进料是第四效乙二醇蒸发器（C-6712）的釜液，由39wt％的水，61wt％
的乙二醇组成。其中，乙二醇（MEG）的含量为94～95wt％；近似5wt％的混合乙二醇产品
为二乙二醇（DEG）；剩下的0.14wt％是三乙二醇和更重的组分（TEG以上）的混合物。FC
塔（C-6811）由两部分的填料组成，其顶部和底部主要由两个烟囱塔盘（-6811J/K）分隔。
蒸发器釜液在FC塔上部的烟囱塔盘（-6811K）上进料。进料在第四效蒸发器压力（430kPa
（a））下是饱和液体，因此可在真空塔中有效闪蒸。FC所用的进料体系是在这种闪蒸的基
础上设计的。
FC塔还被设计成通过调整从乙二醇精制单元精馏塔来的液体进料（回收从C-6221来的
MEG），并与MONO/DEG塔顶馏份合并。PGU和MONO/DEG物料在塔的下部烟囱塔盘（-6811J）
进料。
FC塔的设计是去除乙二醇中所含水。大部分进入塔的水，用FC塔和MONO塔中间的热
集成来去除的（MONO塔再沸器提供大部分的热量输入）。
FC塔的上部烟囱塔盘接收上方填料来的液体和闪蒸进料的液体部分。大部分的液体通
过一个浸在水中的喷嘴除去，并通过泵G-6804/6806（一开一备）输送至MONO塔冷凝器
（E-6823）。在E-6823中，沸腾物料作为MONO塔顶蒸汽的冷却剂（壳程的物料经过50℃的
温度变化，进口温度为70℃，出口温度为120℃）。两相物料回到FC塔下部烟囱塔盘。泵循
环物料的流量用通过E-6823出来的两相流体的温度来控制。FC塔下部烟囱塔盘上的液位通
过物料从这块塔盘流至下方填料的流量来调节。
精馏工段开车期间，FC塔和MONO塔之间将没有热量传输。为了避免淹没FC再沸器（过
量的水存在于釜液中），FC塔的进料速度必须减慢。（MONO塔的MET要求在物料进入MONO
塔再沸器之前，釜液最小流速必须符合要求；FC塔下降的流速必须确保MONO塔釜液最小流
速能符合要求）。开车期间最大和最小的进料速率分别为19612kg/hr和4152kg/hr。
为了达到FC塔釜液要求的含水量，FC塔再沸器（E-6813，锅形再沸器）内LP蒸汽流
速应受再沸器温度设定值控制。FC塔釜液包含进入精制工段的大部分乙二醇。并残余极少
量的水（0.334wt％）。（G-6812/6817）两台中的一台泵将釜液从FC塔再沸器输送至MONO
塔（C-6821）。E-6813的液位通过釜液的流量来控制。泵G-6812/6817还能将釜液逆吹到FC
塔（开车期间），或在必要时输送至粗乙二醇贮罐（D-6870）（例如开车/停车期间）。
FC塔顶馏出物中包含脱除的水，在FC塔冷凝器（E-6814,FC塔塔顶馏出物已被局部冷
却到45℃）冷凝，并被（G-6815/6816）两台中一台泵送出，用于以下几种用途（除了FC
塔回流的情况以外，软化水也能作为备用水源）：
FC塔的回流（回流速率的控制是通过控制FC塔烟囱塔盘上液体温度来实现的）。
换热器E-6831中作为MEG产品的冷却剂。
CO2再生/闪蒸塔（C-6305）中的吸收液，用于除去杂质。
作为EO汽提/重吸收塔（C-6404）的洗涤水补充。
作为工艺水罐（C-6701）的补充水。
FC塔冷凝器尾气送到FC塔的真空装置（V-6819）。蒸汽喷射进真空装置使FC塔顶部保
持大约14.545kPa（a）的压力。FC塔的压力是通过调节送到第一级喷射气流中的补充氮气
量来控制的。如果塔的压降变得太大（2.55kPa），这时就需要减少塔的进料。该真空装置由
带有中间冷凝器和后冷凝器的两级真空喷射系统组成。
MONO塔（C-6821）包括三层装有填料的床层。进料是在底部填料段的上方进入塔内的。
MONO塔是设计用于生产聚酯级乙二醇的。PEEG产品是在顶部填料段的下方被分离的，
并流到乙二醇塔侧线聚集罐（C-6866）。受液器中部分物料由（G-6833/34）两台中一台泵返
回到MONO塔作为一侧回流，其余部分送到产品贮罐（产品流速控制C-6866的液位）。通过
设定FC塔釜液在MONO塔的进料速率（这样能确保塔保持必须的流量），以控制MONO塔的
PEEG回流量。如果PEEG生产线上的监测器测出DEG的量超过设定值，PEEG回流能自动调节
补偿。如果产品中DEG超过出售规格允许，不合格产品将被送入粗乙二醇储罐（D-6870）。
经过板框换热器（E-6831/6832）冷却到40℃的PEEG被送入产品储罐。在换热器E-6831中，
FC塔顶物料作为冷却剂，将PEEG产品的温度从128℃冷却至46℃。在换热器E-6832中，
冷却水将PEEG产品的温度冷却至最终的40℃。
MONO塔冷凝器（E-6823）安装在MONO塔的垂直顶部，并用FC的侧液流来冷却。为了
调整塔顶液体和气体的量，FC塔侧液流将被相应的调整。从MONO塔冷凝器来的冷凝液（饱
和）将回流到MONO塔，其中一小部分（头馏份）被循环回到FC塔或者PGU（通过C-6861）。
头馏份的流量控制根据已确定的净化需要决定的（任何额外的净化会浪费中压蒸气）。塔顶
循环是为了从体系中除去足够的水来确保MEG产品符合产品规格要求。FC的侧液流将使大
部分、但不是全部的MONO塔的塔顶流出的蒸气冷凝。剩下一部分蒸汽是刻意不冷凝的。未
冷凝的蒸汽中低沸点（相较于MEG）UV吸收杂质的浓度远远高于主要PEEG产品。未被冷凝
的蒸气流到MONO塔尾气冷凝器（E-6824），其冷凝液被排放到真空冷凝罐（C-6861）。
来自E-6824的尾气流到MONO塔真空装置（V-6825）。这个蒸汽喷射真空装置能在MONO
塔的顶部保持大约6.86kPa（a）的压力。MONO塔的压力是通过调节送到第一级喷射气流中
的补充氮气量来控制的。如果塔的压降变得太大（4kPa），这时就需要减少塔的进料。该真
空装置由带有中间冷凝器和后冷凝器的两级真空喷射系统组成。
MONO塔的釜液主要包括原来就进入精制系统所有的DEG，TEG。釜液用泵G-6826输送至DEG
塔（C-6851）。釜液还能被泵G-6827输送至粗乙二醇贮罐（D-6870）回收乙二醇，期间通过
粗乙二醇冷却器（E-6730）（例如在开车/停车期间）。
MONO塔底的液位是用节流方法调节釜液的流量来控制的。MONO塔的底部填料床上的温
度和压力（结合它们用来成分计算）是用节流方法调节流到MONO塔再沸器（E-6822，降膜
蒸发器）的中压蒸汽的流量来控制的。当指示器表明在塔的底部发生分解时，提供高温连锁，
对高温的响应是切断流到MONO塔再沸器的蒸汽。
DEG塔（C-6851）包括装有填料的三个床层。塔的进料来自MONO塔，含有大约96wt％
的DEG、0.2wt％的MEG和3.8wt％的TEG。进料是在底部填料段的上方和收集来自上面液体
的烟囱塔盘的下方进入塔内的。
DEG塔设计用来生产高纯度的DEG。DEG产品是在顶部填料段的下方被分离的，并成为
液体从烟囱塔盘（-6851K）侧面流下。产品用两台中的一台泵（G-6858/59）从塔内输送出。
其流量通过调节DEG塔冷凝器（E-6853）的回流比来控制。并提供MEG和TEG杂质的在线分
析仪表。如果分析器检测出产品中的MEG含量高于设定值，FC塔的循环量将被加大，因此
应相应减少回流量和DEG的产出量。如果MEG和/或TEG超过销售产品规格允许，不合格产
品/产品将被送到粗乙二醇贮罐（D-6870）。DEG产品在送到贮罐之前要用冷却水换热器
（E-6857）进行冷却，其温度从158.5℃被冷却到40℃。
DEG塔内部的冷凝器（E-6853）垂直安装于DEG塔的顶部并用冷却水作为冷却剂。DEG
塔的冷凝液（饱和）大部分都回流到塔内，有一小部分（头馏分）去FC再循环，或是（经
过C-6861）送到PGU。头馏份切割的流量控制依据是DEG产品中MEG含量的需要。这种塔顶
馏出物再循环的目的是从系统中去除足够的MEG，以确保DEG产品符合规格标准。冷却水会
冷凝大部分，但不是全部的DEG塔顶馏出蒸汽。剩下一部分蒸汽是刻意不冷凝的。未冷凝的
蒸汽中低沸点杂质的浓度远远高于主要DEG产品。未被冷凝的蒸气流到DEG塔尾气冷凝器
（E-6854），其冷凝液被排放到真空冷凝罐（C-6861）。
来自E-6854的尾气流到DEG塔真空装置(V-6846)。这个蒸汽喷射真空装置能在DEG塔
的顶部保持大约3.92kPa（a）的压力。DEG塔的压力是通过调节送到第一级喷射气流中的补
充氮气量来控制的。如果塔的压降变得太大（1.275kPa），这时就需要减少塔的进料。该真
空装置由带有中间冷凝器和后冷凝器的两级真空喷射系统组成。
DEG塔的釜液在正常操作情况下含有大约50/50wt％的DEG/TEG，在生产纯EO的情况下
含有大约40/60wt％的DEG/TEG（在生产纯EO的情况下，DEG塔的设计是为了将DEG产量最
大化）。DEG塔釜液受DEG塔底部温度控制。一部分塔的釜液用（G-6856/60）两台中一台泵
输送至PGU精制塔（C-6221）使MEG回收最大化，或在PGU精制塔不操作的情况下输送到粗
聚乙二醇储罐（D-6917）。如有必要，釜液还会被送入粗乙二醇储罐（D-6870）作为回收（例
如开车期间）。C-6221的物料回流到DEG塔是有可能的。压力微分变送器（PDT-6851-16/17）
检测出通过节流孔板（FO-6851-20）后的压降。在釜液最小操作流速下，通过节流孔板的压
降至少为17.65kPa。如果压降小于9.8kPa，阀门（HV-6851-18）将自动关闭。这种方法用
于防止物料从C-6221回流。
DEG塔底部的液位是用节流釜液的方法来控制的。DEG塔底的温度是用节流到DEG塔再
沸器（E-6852，降膜蒸发器）的中压蒸汽的方法来控制的。为了防止在塔的底部产生分解反
应，提供有高温连锁。对高温的响应是切断送到塔再沸器的蒸汽。最小流量警报/连锁也应
用于DEG塔，可用来避免塔中盐的积累。
真空冷凝液罐（C-6861）收集MONO塔、DEG塔的排放冷凝液，并收集三个真空装置（V-6819、
V-6825和V-6846）的真空冷凝液。通过节流调节从真空冷凝液罐输送至PGU储罐（D-6240）
（用G-6862/6865两台中的一台泵）的凝液量，以控制C-6861的液位。
5.6 EO贮存和槽车装料——69单元
5.6.1EO贮存和槽车装料
5.6.1.1概述
环氧乙烷（EO）装置向69工段——EO贮罐和槽车卸载工段提供纯EO。EO贮罐提供稳
态纯EO产品并分批装入槽车中。为了满足天津石化公司贮存要求，提供两个贮罐。一个槽
车装料区能提供20,000kg/hr的装料量。
5.6.1.2详细描述
从EO精制单元来的纯EO产品经过EO产品冷却器E-6433，温度为10℃，设计流量为
5,000kg/hr。5℃的冷冻盐水（45wt％乙二醇，55wt％水）作为EO产品冷却器的冷却剂。盐
水比工艺物料的压力低，这是为了避免因为管道泄漏事故污染EO产品。
3
从EO精制单元来的EO被贮存到447m（118,000加仑）EO贮罐C-6942或C-6946。单
壁贮罐的材料为碳钢，设计压力和设计温度分别为7kg/cm2（100psig）和125℃。贮罐的尺
寸为4572mm（15’）D×28,956mm（95’）L。贮罐置于斜坡上，并在一个带有拱顶的方形
钢筋混凝土结构中，用一种聚合填料覆盖。拱顶作为备用溢出容器。用填料覆盖是恶劣天气
情况下的保护措施。所有的临界阀门和仪表都能在罐顶就近操作。贮罐向污水池顺斜以便于
放净，并间歇吹扫任何可能沉淀的少量聚合物。EO贮罐区还装备有可燃气体监控器、喷水
和火灾水位监控器。
运用氮气补充和放空的方法将贮罐的压力控制在3.2kg/cm2（45psig）。在69工段EO
贮存和槽车装料工段中设有一个专门的氮气缓冲罐（C-6960）和回流保护装置，用来避免因
工艺事故、连接不当或者其它事故引起的外来杂质进入体系。所有的放空和放净都配备
Cajon装置来帮助氮气吹扫。配备氮气加热器E-6947是为了更彻底的吹扫。配备有逆流保
护的EO贮罐放空气体被送入操作压力为2.5kg/cm2（35psig）尾气洗涤塔C-6955。
经过EO贮罐冷却器E-6945和E-6949的冷却，贮罐能保持-5℃的温度。向EO贮罐冷却
器供应的盐水（45wt％乙二醇，55wt％水）在EO贮罐冷却装置V-6950的冷却下温度为-20℃。
盐水的压力比工艺物料小，这是为了防止在管道泄漏事故中EO产品的污染。EO配送泵G-6943
和G-6948及其备用泵G-6944连续从EO贮罐C-6942和C-6946循环EO产品通过EO贮罐冷
却器，从而使EO产品冷却到-10℃。在EO产品不符合产品规格或者发生污染事故的情况下，
要将EO贮罐放空，EO也能被送回EO提纯塔C-6430.。
接着贮存的EO被EO配送泵G-6943、G-6944或G-6948输送至槽车装料，槽车的装料温
度为-10℃，覆盖压力为6kg/cm2（85psig）。EO槽车装卸设施没有支撑设施；卡车罐内必须
只有氮气和EO，否则不允许装车。槽车装料工段配有装料器。能提供高液位、高压和高温
隔离的槽车装料。装料槽车的放空气与EO贮罐的放空气混合被送入EO尾气洗涤器C-6955。
槽车放空气缓冲罐C-6961是为避免槽车满溢事故而提供进一步保护的装置，通过该装置EO
也能返回EO尾气洗涤塔C-6955处理。
蒸汽通过操作压力为2.5kg/cm2（35psig）的填料塔与来自再吸收塔水冷器E-6446的
40℃水接触，EO尾气洗涤器C-6955能除去贮罐和槽车放空气中大部分的EO。包含小于1wt％
的EO釜液通过EO尾气洗涤器泵G-6957或其备用泵G-6958被输送回EO回收塔C-6404。EO
尾气洗涤器的塔顶馏出物被排入废气总管，塔顶馏出物主要由氮气，2mol％含有极少量EO、
乙醛和其它杂质的含量为2mol％的水组成。在废气总管不可用的情况下，为了缩短操作周
期，EO尾气洗涤器塔顶馏出物被直接排入大气。在EO尾气洗涤器不可用的情况下，例如装
置停车例行检查，EO贮罐和槽车装料的放空气被直接排入废气总管。因为这种放空气可能
含有超过10mol ％的EO，故不能直接排入大气。
工艺冷冻单元V-6440向下列装置提供5℃盐水（45wt％乙二醇和55wt％水）：
EO产品冷却器E-6433
精制塔尾气冷凝器E-6220
5.6.2乙二醇储罐（D-6912/D-6913）
从乙二醇回收单元来的MEG产品经乙二醇塔产品冷却器（E-6831，E-6832）后送入乙二
醇产品储存单元的储罐（D-6912/D-6913）。当储罐液位达到85％时，进料切入到另一个储
罐。产品不断循环并从满罐中进行采样。如果产品合格，则用泵送入MEG成品罐。如果产品
不合格，则送入乙二醇原料罐（D-6870）回收。产品质量将由安装在罐上的在线分析仪进行
实时监控。分析仪将提供UV、水、羰基和产品成分的含量报告。
二个MEG储存单元的储罐罐容均按装满系数85％时可储存24小时内生产MEG产品的总
量加6％富裕量来设计的。罐材质为碳钢，内部刷涂料。罐设计压力为0.6kPaG。每个罐均
设氮封。由减压设施将氮气压力从0.7MPaG降至合适的氮封压力。放空阀设在0.4KPaG用以
超压时将过量的氮气排向大气。
两罐各设有一台泵（G-6915,G-6916）。每泵管线连通，可互为两罐备泵使用。每台泵均
能将一台MEG储罐于8小时内排空。各罐内物料均能送至MEG成品罐、乙二醇原料罐并能循
环回单元储罐。循环流率限制在排罐流率的10％。所有泵体与介质接触的部分材质为不锈
钢。与泵系统相关的所有管线均采用304L不锈钢。
5.6.3二乙二醇储罐（D-6921/D-6922）
从乙二醇回收单元来的DEG产品经二乙二醇塔产品冷却器（E-6857）后送入二乙二醇产
品储存单元的储罐（D-6921/D-6922）。产品质量将由安装在罐管线上的在线分析仪进行实时
监控。分析仪将提供MEG、DEG和TEG的含量报告。不合格产品送入乙二醇原料罐（D-6870）
回收。
二个DEG储存单元的储罐罐容均按装满系数85％时可储存48小时内生产DEG产品的总
量加6％富裕量来设计的。罐材质为带涂层的碳钢。罐设计压力为0.6kPaG。每个罐均设氮
封。由减压设施将氮气压力从供氮压力0.7MPaG降至合适的氮封压力。放空阀设在0.4KPaG
用以超压时将过量的氮气排向大气。
两台DEG储罐各设有一台泵（G-6923,G-6924）。每泵管线连通，可互为两罐备泵使用。每台
泵均能将一台DEG储罐于4小时内排空。各罐内物料均能送至DEG成品罐、乙二醇原料罐并
能循环回单元储罐。循环流率限制在排罐流率的10％。所有泵体与介质接触的部分材质为
不锈钢。与泵系统相关的所有管线均采用304L不锈钢。
5.7蒸汽和凝液——81单元
5.7.1装置高压蒸汽3.57MpaG(表压)
此蒸汽从外部引入。此蒸汽是EOEG工艺包括EO反应器预热的主要蒸汽源。正常操作期
间，此蒸汽要降压和减温至EOEG装置内部的中压蒸汽总管1.6Mpa，以便工艺其他部分使用。
5.7.2 EOEG装置内部的中压蒸汽1.6MpaG (表压)
EOEG装置使用的蒸汽大部分为中压蒸汽。此蒸汽来源于工艺系统及装置引入的高压蒸
汽。工艺过程产生的蒸汽来自于环氧乙烷反应器（E-6101）和汽包（C-6130）的产气。
5.7.3 EOEG装置内部的低压蒸汽0.7MpaG（表压）
大部分的低压蒸汽由中压凝液闪蒸罐（C-8128）产生。低压蒸汽的平衡由外部中压蒸汽
总管（1.0Mpa）控制。
5.7.4中压凝液
中压凝液来自中压蒸汽用户。注意：一些中压蒸汽用户不返回凝液或将凝液回送至低压
凝液总管。中压凝液与从中压蒸汽总管收集来的凝液一起进入中压闪蒸罐（C-8128）。此闪
蒸罐产生的蒸汽进入低压蒸汽总管，凝液则经过E-6109送至低压闪蒸罐（C-8110）。
5.7.5低压闪蒸蒸汽和凝液
低压凝液来自低压蒸汽用户。来自于低压用户的凝液与从低压蒸汽总管收集来的凝液一
起进入低压闪蒸罐（C-8110）。低压闪蒸罐的压力由欲排放至大气的过量蒸汽来控制。罐内
的凝液进入凝液泵（G-8117/18）并由此泵增压，它要么在本单元内作为输送的冷凝液物流
重复使用，要么作为返回凝液送出本单元。闪蒸罐的凝液应分析其中的总有机物、PH值和
电导率。如果凝液不合格，返回的凝液应该转送至常压闪蒸罐（C-8107）。常压闪蒸罐的出
口物流应进入废凝液冷却器（E-8127），然后至装置排污口。在凝液不合格期间，冷凝液用
户和热凝液用户将继续使用此凝液作为水源。
为确保凝液系统总有水源，特别是在开车阶段，低压闪蒸罐（C-8110）要补充高压锅炉
给水。正常情况下，至C-8110的锅炉给水无流量。
5.7.6至C-8107的凝液和排污
至常压闪蒸罐（C-8107）的凝液有着不同的来源。主要来源来自正常操作期间（连续排
污）和开车条件下（间歇排污）环氧乙烷反应器（E-6101）和反应器冷却剂分离器（C-6130）
（汽包）。这些物流均进入常压闪蒸罐（C-8107）。此罐排出的凝液经过冷却器（E-8127）送
至装置排污口。其它凝液如果在非正常操作期间（诸如蒸汽总管预热阶段）被污染或者是不
满足内部要求，也可以排放至C-8107。
5.7.7冷凝液
冷凝液指凝液泵（G-8117/18）送出的且经过换热器（E-8101）冷却后的凝液。总管压
力取决于泵出口压力。它通常用于泵的密封、仪表反吹、公用工程站、化验室以及清洗物流。
它还可以用于一些需要清洁冷却水的间歇用户。
5.7.8高压冷凝液
高压冷凝液指冷凝液冷却器（E-8101）下游冷凝液总管收集的凝液。这股凝液经过高压
冷凝液泵（G-8125/26）增压后，送至CO2吸收塔/洗涤塔（C-6301）和一些泵的密封。
5.7.9泵送热凝液
此热凝液指凝液泵（G-8117/18）送出的凝液。此凝液总管的运行压力就是凝液泵的出
口压力。热凝液用作碳酸盐配制槽（D-6306）的加热介质。D-6306返回的热凝液进入低压
闪蒸罐。热凝液也能用于公用工程站以及仪表反吹。
5.7.10 高压锅炉给水
脱盐水从外界引入装置并主要用于EG部分做补给水。引入装置的一部分脱盐水用作高
压锅炉给水，供给环氧乙烷反应器（E-6101）。锅炉给水（如上所述）也会间歇的用于凝液
系统。
锅炉给水（BFW）和脱氧系统包括三台锅炉给水泵G-8114、G-8115和G-8116，一个脱
氧器C-8108以及三套化学添加剂注入单元。
在正常操作期间，BFW泵是两用一备。将备用泵保持在备用模式下以便当检测到BFW总
管压力低时可以在现场自动启动或由DCS系统远程启动。
脱氧器的作用是除去不凝气并加热锅炉给水。脱氧器包括两部分：顶部脱氧或汽提段利
用低压蒸汽除去不凝气，而底部仅仅是作为贮罐以保证足够的操作液位。
三套化学添加剂注入单元是单独的成套设备—Y-8119、Y-8121和Y-8123，用现场被调
整过的计量泵以特定的水质要求条件来提供适量的化学添加剂。泵可以在现场起动或者由
DCS远程起动。
5.8闭路循环水系统——82单元
工艺当中产生的热量通过冷却水移走。冷却水从外界供给。由于所提供冷却水的压力和
质量不能满足EOEG装置约20%到30%的冷却水用户，所以需要指定一个小的闭式回路系统。
闭式回路水系统包括一个补充水罐（C-8221）和两个水泵（G-8222/23）（一开一备）。如果
闭式回路系统的供给压力下降，备用泵会自启。补充水罐能够提供将冷却水送至位于不同标
高换热器所需的水力静压头，然而泵可用于将水在上水总管与回水总管间进行循环，除此之
外它还能克服管线的磨擦损失。闭式回路循环使用界区内产生的冷凝液作为冷却水介质。因
为闭式回路循环无蒸发或排污损失，因此一般情况下不需添加补充水。换热器E-8224能够
将热量转移给冷却水，从而移出闭式回路系统的热量。
5.9公用工程及碱液配送——83单元
5.9.1碱的供给
碱是从外界供给EOEG装置的。碱通过管道输送到碱储罐（C-8312）当中，再通过泵
（G-8352/53）送至碱液用户。这些泵（一台做备用）将碱液循环通过一个增压循环回路，
然后各用户再从这个循环回路当中抽碱。
碱罐位于一处带围堰的区域。碱罐周围的混凝土应该涂上一层防腐材料。
5.9.2甲烷
低压甲烷从外界供给环氧乙烷乙二醇（EOEG）装置。由于供给压力太低而不能注入系统，
所以要使用甲烷压缩机（K-8331）来对其进行增压。
K-8331来的高压甲烷提供给61部分作为致稳气，提供给仪表用于反吹，提供给循环气
压缩机（K-6116）内侧密封，提供给受保护的低压用户以及专用低压用户。专用高压氮气作
为其备用气源。
5.9.3高压氮气（保护用低压氮气）
中压氮气从外界供给EOEG装置。由于供给压力太低而不能注入系统，所以需要氮气压
缩机（K-8310）为其增压。K-8310的供应管线是专用管线，并与一般的氮气公用工程总管
分开。专用高压氮气采用计量供给并提供给环氧乙烷乙二醇（EOEG）装置的各用户。最大的
间歇用户是开车期间61部分的用户，和高压氮气用作高压甲烷备用气源时候。
5.9.4公用工程氮气
公用工程氮气从外界提供而且计量供给EOEG装置。低压公用工程氮气主要用于储罐氮
封，也用于仪表、K-6116外侧密封，以及公用工程站。低压氮气总管压力低的时候，系统
会报警。
5.9.5仪表风
仪表风从外界提供而且计量供给EOEG装置。
5.9.6工厂风
工厂风由外界供给。工厂风提供给公用工程站、搅拌器、和一些气动工具。工厂风的用
量一般很小，不进行计量。
5.10乙烯膜回收单元
2024年6月13日发(作者：风冰薇)
第五章 工艺流程叙述
5.1EO反应——61单元
反应系统接受来自 CO2脱除单元（63工段）的进气，反应初期温度为64℃。循环气通
过二氧化碳再生塔尾气冷凝器 E-6308预热到102℃。Y-6114喷射出的乙烯使反应器进口的
乙烯浓度保持在28% mol。
进料浓度约为 7.6% mol O2。加入氧气，使其在物料中浓度不超过 8.85% mol这个氧
气限制浓度。氧气流速随催化剂使用周期增长而增加。高压氮气缓冲罐 C-6166储存氮气，
以供在开车和停车情况时对 O 2系统的清扫。
在加进 O 2之后，循环气在 E-6109中与低压凝液换热、在循环气热交换器 E-6106中
与热循环气体换热，以控制反应末期进料温度 212℃。E-6106壳程温度最小为120℃，以防
管程结垢。
催化剂促进剂在 E-6109后面加入。催化剂促进剂经泵（G-6606/7）以液相进入反应循
环。促进剂在进入大量的循环气之前，要用加热少量循环气来气化。这种设计防止固体形成，
并提供了循环气中的促进剂均匀分布。
由于催化剂活性周期的原因，循环气进入反应器的量是变化的。设计流量变化范围从反
应前期的 1.05 MMKg/hr到反应末期的 1.21 MMKg/hr。
反应器 E-6101排出富含 EO的循环气。反应器出口的循环气温度，在反应末期约为
257℃，在反应前期为 228℃。出口封头的容积最小化设计，这便于催化剂的更换，减少杂
质生
成、减少换热器结垢、减少反应循环管线尾烧的危险。管子的数量以及反应器外径由最大产
品流速时的催化剂最高温度决定。
反应器的冷却是通过汽包发汽系统来实现的。汽包 C-6130水通过热虹吸式将水循环到
反应器壳体，从回流液体中分离出所产生的蒸汽。反应器的热量产生的蒸汽从反应前期到反
应末期，随催化剂周期变化，都回收到中压蒸汽总管。汽包和反应器的设计压力由反应末期
蒸汽压力（饱和温度255℃）决定，为4.9 MPaG。
热的循环气进入位于反应器封头底部的换热器E-6104， 进行快速急冷。换热器提供锅
炉给水预热，提高了来自反应器的蒸汽产量，同时降低反应器进口温度，有利于远离氧气极
限值。E-6104的快速冷却也减少了杂质生成的数量。来自 E-6104的冷却循环气在循环气热
交换器 E-6106中进一步冷却， E-6106的最低温度（最大热负荷时）由 E-6109最低进料
温度120℃和 E-6104的出口温度所决定。
循环气，再经 E-6111中急冷并部分冷凝。混合的两相在水洗塔 C-6401底部的循环气
凝液缓冲段分离，液相（主要为水）由 G6110/6112循环气水洗泵循环喷淋入 E-6111顶部
管程进口，以防 E-6111管程结垢，气相进入水洗塔填料段回收EO。
水洗塔顶气相进入循环气压缩机K－6116。为了移除氩气和氮气，从压缩机 K-6116的
吸入口取出一股吹扫气，进入膜回收系统。
压缩机由一个蒸汽透平机驱动。压缩机进口压力约为1.77 MPaA，出口压力约为2.25
MPaA。
压缩机下游加入甲烷致稳。
催化剂抑制剂在压缩机与二氧化碳吸收/急冷塔 C-6301之间加入。
E6101的底部大直径封头和法兰采用夹套以维持同反应器及其底封头的相同热膨胀。相
同的热膨胀，就能保持紧密密封。
当一个循环压缩机发生停车，循环气系统会自动降压。这样会阻止系统热区发生自燃。
膜回收系统
为了控制反应循环气回路中惰性气体的浓度，从压缩机 K-6116的吸入口连续取出一小
股吹扫气，吹扫气流进入乙烯回收系统将乙烯从惰性气体中分离。大约90％的乙烯被回收，
经尾气压缩机回循环气系统。惰性气体（包括甲烷和氧气）送至废气总管。总的来说，膜回
收系统用来回收乙烯。
5.2回收乙二醇——62单元
5.2.1概述
该工艺部分的功能是清除 催化剂所需要的促进剂，回收在吸收塔的清洗水
和循环气冷凝液中的环氧乙烷等效物和去除 EO反应系统中所产生的杂质。这些杂质的多少
是由各流程排放来控制的。来自 61工段的循环气凝液（CGC）包含反应生成的水、EO、EO
反应杂质、惰性气体和盐。来自 64工段的水洗塔水洗水包括工艺水、杂质、乙二醇和盐。
回收乙二醇单元（PGU）包含这些水洗水，并在回收乙二醇反应器 Y-6235中，将循环气凝
液中所含的EO转换成乙二醇。
Y-6235塔底出料进入到提浓塔C-6211，进一步脱除水、游离甲醛、轻质杂质，塔底为
乙二醇、多乙二醇和重盐。塔顶气相在 E-6411中冷凝，大部分凝液进入污水处理厂。部分
凝液回流至C-6211。
第二个塔称之为精制塔C-6221，将提浓塔底物料中的乙二醇回收作为侧线产品。正常
操作中，回收乙二醇后，经过活性炭床 V-6250-C01/-C02送到乙二醇提浓塔C-6811。但在
开车和波动工况下，乙二醇被送至粗乙二醇贮罐 D-6870或乙二醇收集罐D-6240。精制塔釜
液，包括多乙二醇和盐，经凝液稀释，送至多乙二醇贮罐D-6917。
5.2.2详细描述
回收乙二醇单元反应系统
加到回收乙二醇单元的主要进料包括来自泵 G-6110/6112的循环气凝液（CGC）和泵
G-6415/6416的水洗塔水洗液。
循环气凝液包括反应凝水、EO、EO反应杂质和盐。循环气凝液的量由催化剂效力和季
节性操作条件决定。来自 62工段的循环气凝液量为 12,100 kg/hr至 15,700 kg/hr，由
C-6401塔底液位控制。亚硫酸氢钠（NBS）用以去除循环气凝液中的杂质。由于循环气凝液
在较高压力下送至 62工段，所以 NBS供给系统在水洗塔增压泵 G-6204/G-6205入口取一
点进入，将NBS加入系统。
水洗塔水洗液含有工艺水、杂质、乙二醇和盐，经水洗塔增压泵 G-6204/G-6205加压，
达到与回收乙二醇反应器 Y-6235出口压力一致。普通情况下水洗塔水洗液流量与水中的杂
质相关，一般约为16,900 kg/hr。
循环气凝液和水洗塔增压泵 G-6204/6205出口的水洗塔水洗液混合。混合流体经回收
乙二醇反应器预热器E-6202，通过控制壳程中压蒸汽流量，从72-79°C 加热至 170°C以
满足 EO转化为乙二醇的无催化剂反应。若反应进料温度过低，则 EO反应不充分，导致 EO
损失。若反应温度过高，则大量 EO蒸发，降低 EO转化率，同样导致 EO损失。
回收乙二醇反应器 Y-6235将循环气凝液/水洗塔水洗水中的 EO转化成乙二醇、二乙二
醇及痕量三乙二醇。这是个 8NPS管式反应器，沿着反应器的长度方向均匀放置的三个混合
器6235-A, 6235-B, 和6235-C。混合装置确保由于惰性气体的存在而可能逸出的EO，返回
到液相状态，以保证高 EO转化率。反应器的长度提供了足够的停留时间，减少了 EO逸出，
控制在 10ppm wt以下（一般达到 1ppm wt）。反应器的背压控制在1870kPa（A）。反应时的
高压使 EO留在液相中。反应放热，在绝热情况下，放出的热量使液相从170℃升高至180℃。
回收乙二醇反应器 Y-6235按一种安全方式操作：固定的反应器进口温度上下限与相应所计
算出的反应器出口最小压力。如果反应器在低于普通压力（比如开车）下操作，EO会因反
应温度上升而逸出溶液。通过增加水洗塔水洗水量，稀释EO，以减小 EO的气相分压。而且，
大流量会引起反应器混合装置里的更大涡流，更助于 EO的再溶解。所以，大流量的水洗塔
水洗水可以使反应器出口压力降低；因此，安全反应的反应器出口压力与水洗塔水洗量有关。
在反应器安全温度、压力范围以外操作，会引起循环气凝液流股进料的跳车。安全操作框架
限制了可能从 Y-6235逸出并进入到提浓塔 C-6211的 EO量，而这些 EO最终通过 C-6412
的放空口进入到尾气总管，而废液将排至污水处理厂。
回收乙二醇单元提浓塔系统
反应器 Y-6235的产品进入到提浓塔进料过滤器（ Y-6209 或 Y-6210），以除去在反应
中生成的固体聚合物。这些固体聚合物会阻塞进料分布器和提浓塔 C-6211中回收乙二醇单
元的填料。两个过滤器并联，一个在主管路，另一个在副管路。通过压差指示判断过滤器是
否需要清洗。过滤后的反应器产品物料压力降低，与经乙二醇收集罐 D-6240闪蒸分离后的
流股合并，再进入提浓塔C-6211。
提浓塔 C-6211的进料量维持在 33,000 kg/hr至40,700 kg/hr。把进料速率维持在这
个范围内，是为了塔内填料达到正常负荷，确保塔顶出料量，符合 EO汽提/再吸收塔第一
再沸器E-6411的负荷量，使EO汽提/再吸收塔第二再沸器E-6495在正常范围内操作。如果
C-6211的总进料量小于33,000 kg/hr，则需调整水洗塔水洗水量，或加入 D-4240的物料，
以使总流量达到要求。
提浓塔 C-6211内有一个两段床式填料，将水、游离醛、轻杂质与乙二醇、多乙二醇、
盐分离。C-6211塔顶气相是一股饱和状态低压流体，为 E-6411提供热负荷。出自 E-6411
的凝液收集于EO汽提/再吸收塔第一再沸器凝液贮罐C-6412。C-6211顶部正常压力为202
kPa(a)，由罐 C-6412的尾气压力控制。罐 C-6412的一部分凝液通过 G-6413/6414用来作
C-6211的回流，流量一定。由提浓塔注碱计量泵 G-6260/G-6261其中的一台，向这股回流
注入碱液。注入流量基于一个固定的碱液/回流质量比，为的是塔底 pH值维持在7～10。加
碱液的目的是保护 E-6411及相关设备以免腐蚀。罐 C-6412的其余凝液经二氧化碳吸收塔
预热器 E-6303热量回收后，进入到污水处理装置。
C-6211底部的水溶液含有乙二醇类和盐，通过重力流的方式进入到两个再沸器中的第
一个。提浓塔第一再沸器为一釜式再沸器， C-6211塔底流股以 123℃（83wt％水）进入到
E-6212壳程，137℃（30wt％）离开。E-6212的凝液由重力流进入回收乙二醇凝液罐C-6236，
然后经提浓塔塔顶凝液泵 G-6237/G-6238打入工艺水罐 C-6701和乙二醇蒸发器
C-6708,C-6709,C-6711。由 C-6236的凝液流量控制塔内液位。由于 G-6237/G-6238出口是
装置内唯一“高压”工艺凝液源，因此开车时，需要向 C-6236注入额外一股工艺凝液（这
时E-6212不能按设计流量产生工艺凝液）。
来自 E-6212的釜液流由重力流入提浓塔第二再沸器 E-6213壳程中。此再沸器使用中
压蒸汽，降低水分至大约6wt％。由进入换热器的蒸汽量控制壳程液体温度175°C。E-6213
来的提浓乙二醇经提浓塔塔底泵 G-6214/G-6215输至回收乙二醇单元精制塔 C-6221。如果
C-6221没有操作，也可以使用这些泵将提浓乙二醇输至D-6240。当 E-6213清扫停用，也
可以用这些泵将 E6212的釜液输至D-6240，以使得 C-6211继续操作。
回收乙二醇单元精制塔系统
E-6213的出料进入到精制塔C-6221。C-6221是一个带三个填料床的真空塔：上部有两
个填料床，下部有一乱堆填料床。来自 E-6213的进料位置在此真空塔下部填料的上方。
塔在真空下操作以实现乙二醇与多乙二醇、盐分离时有一个较低的塔底温度141°C（温
度在强制循环再沸器出口处测取）。真空工况由精制塔真空单元 V-6231提供，它是一个混
合系统：蒸汽喷射器、中间冷凝器和一个液环真空泵。做功流体为中压蒸汽。真空尾气以正
压排出至尾气总管。V-6231产生的真空凝液由重力流放净至污凝液罐C-6230。为了保持精
制塔真空度为2.13 kPa(a)，使用低压氮气作为载荷气体进入第一级喷射器。
精制塔塔顶冷凝器 E-6222是一个水平管壳式冷凝器，整合于C-6221。这样塔/冷凝器
一体式设计，使真空塔的压力损失最小化。出自塔 C-6221顶部填料床的工艺气相，走冷凝
器管程，并冷凝。冷凝器工艺气相出口温度设计为42°C，可以通过调节闭路循环冷却水来
达到。出自 E-6222的凝液回流至C-6221，并通过一个位于填料床上方的液体分布器，返回
至真空塔。凝液的一小部分可以送至污凝液罐C-6230，相应地延长活性炭床的寿命。但是，
这样做也会使乙二醇损失，因此通常不采用。循环冷却水冷凝大部分塔顶气相，余下的部分
不用完全冷凝以移除低沸点杂质。不凝气相进入到精制塔尾气冷凝器E-6220，凝液排至
C-6230。E-6220使用来自 69工段冷冻单元的盐水作冷凝。
热量通过一个强制循环（包括螺旋板式换热器）输入C-6221。精制塔塔底再沸器E-6223，
使用低压蒸汽。控制去 E-6223的流股，来控制 C-6221塔底液位（例如塔底50％）。如果
E-6223出口温度达到141°C，则要限制去 E-6223的流量。从 E-6223到 C-6221工艺回流
线包括一个限流孔板，维持螺旋板式换热器内背压，使之大于工艺混合流中气相压力，以避
免闪蒸及换热器结垢。加热后流体经过孔板后，进入塔内时发生闪蒸。
C-6221的出料量受其中总盐份的含量或用户规定的盐份含量（上限为25％）所控制。
另外一条附加限制是流出 C-6221的最小流量要满足 SIS计算所得最小稀释盐溶液浓度。为
了最小化用来稀释 C-6221塔底的乙二醇量，使用二乙二醇塔底流体(DST)进入塔底。由于
加入高沸点的 DST提高了 C-6221的塔底温度，如果 E-6223出口温度接近上限141°C，则
有必要经旁路至 C-6221底部。
C-6221底部呈分液罐状，其直径比塔本体小。它减小了液体在塔内停留时间，同时满
足了泵 G-6227和 G-6229的汽蚀余量。减少 C-6221底部停留时间，可以减少杂质生成所
需时间，使 MEG纯度更高，延长活性炭床寿命。大多数液相出塔底（约250,000 kg/hr），
途径精制塔循环泵G-6227、精制塔塔底再沸器E-6223，返回到塔。余下液相出塔底，进入
精制塔塔底泵G-6229。泵G-6229出口物流，大部分回流至塔，其它进入精制塔塔底静态混
合器Y-6226中，与真空凝液混合。泵 G-6229采取了相对较大的回流，为了实现高扬程，
低流量。如上所述，C-6221塔底出料为设置值。
C-6221塔底出料必须用真空凝液稀释至最大水含量50wt％，然后输送至罐区。来自
C-6230的凝液由污凝液泵 G-6232输至 C-6221以实现快速稀释。稀释流股经过精制塔塔底
静态混合器Y-6226。二乙二醇塔底流体旁路流（正常情况下无）单独测量并混合至 C-6221
塔底稀释流股。稀释的多乙二醇废液输至E-6919，冷却到45°C，然后进入到多乙二醇贮罐
D-6917。
回收自 C-6221乙二醇（约 99.87 wt% 乙二醇）。乙二醇在位于底部填料床下的烟囱塔
盘收集。烟囱塔盘收集乙二醇，然后进入精制塔侧线泵G-6225。G-6225打出的乙二醇或是
回流塔 C-6221（为湿润中部填料床），或是冷却后进入到活性炭床移除杂质。去活性炭床的
乙二醇流量受烟囱塔盘上的液位计控制。回流至 C-6221的流量也受控制。
G-6225打出的乙二醇走精制塔冷却器 E-6224管程，从 103°C降至40°C。冷却水走
壳程。为确保乙二醇出口温度对催化剂床边不太高，温度报警设为55°C。
回收乙二醇活性炭床系统
经 E-6224冷却后的流体进入活性炭罐V-6250-C-1 / V-6250-C-2，以脱除杂质，提高
乙二醇品质。为减少更换活性炭频率，使用了一套满足设计进料量的双罐一体式活性炭单元，
实现了最大经济效益。活性炭罐并排布置。如果使用的一个活性炭罐失活，设计的阀门管道
允许单个罐操作。活性炭罐进口有采样分析设备来探测杂质。第一个活性炭罐失活后，采样
分析设备切换至第二个活性炭罐处。
正常操作下，回收的乙二醇经活性炭床后，进入活性炭过滤器Y-6253，去除乙二醇中
可能存在的活性炭颗粒。过滤后的乙二醇进入到主乙二醇精馏流程中的乙二醇提浓塔
C-6811。当 C-6811不可用时，纯净的乙二醇流股也可以进入到粗乙二醇贮罐D-6870。
当一个活性炭罐需要再生，备用活性炭罐中的乙二醇用冲洗冷却凝液回收，进入两个活
性炭过滤器中任一Y-6254 或 Y-6255，以去除流体中的活性炭颗粒，然后进入到D-6240。
冲洗完失活活性炭罐后，换备用活性炭罐，冲洗用冷却凝液进入到D-6240，经 Y-6254/
Y-6255去除新活性炭中颗粒，接着用来自 E-6224的乙二醇来冲洗活性炭中冷却凝液。两个
过滤器Y-6254/Y-6255适用活性炭床冲洗操作，因为相比一般乙二醇回收操作，还要考虑篮
式过滤器的更换频率。3个活性炭过滤器Y-6253/Y-6254/Y-6255都是独立的篮式过滤器。
如果Y-6253在正常操作时需更换，乙二醇可以改去Y-6254 或 Y-6255。
回收乙二醇单元贮罐系统
乙二醇装置废液及循环流股（包含可回收乙二醇）送至乙二醇收集罐 D-6240作短期储
存，最终送至 C-6211处理。D-6240的流股包括连续流和几股间歇流。
由于D-6240设计温度为100°C，来自C-6305的连续塔盘清洗水和来自E-6212 或
E-6213间歇流股必须冷却至 40°C或更低温度，才能进入D-6240。这些流股由乙二醇收集
罐冷却器E-6241冷却，E-6241是一个螺旋板式换热器。冷却水（流量不控制）走换热器的
冷侧。
D-6240是个常压氮封贮罐。由于有痕量 EO存在，氮封用来维持罐内气相不可燃条件。
乙二醇收集罐泵 G-6242将物料从D-6240 传输至C-6211，同时也提供罐内物料循环混合，
通过喷射混合器 6240-B约8,000 kg/hr。喷射混合器降低了罐内浓度差异，为 C-6211进
料提供了较固定的组成。
5.3二氧化碳清除——63单元
5.3.1概述
二氧化碳清除单元(CO2RU)包括一个二氧化碳吸收/急冷塔，塔内贫碳酸盐溶液吸收循环
气中的二氧化碳；一个二氧化碳再生(带闪蒸罐)塔，塔内解析出二氧化碳，放空至大气。急
冷和水洗部分安装在吸收塔顶部，循环气经水洗后返回到 EO反应系统。
5.3.2详细描述
含有0.5 ～1.0 mole%二氧化碳的循环气（按催化剂使用情况变化）走 E-6303管程与
废水加热（温升约 3 °C），然后进入到二氧化碳吸收/急冷塔C-6301。冷却后的废水离开
E-6303壳程进一步在 E-6458冷却，再送至污水处理。
循环气离开 E-6303进入到C-6301，所含二氧化碳被20%碳酸钾溶液吸收，另有一股 Fc
值约为0.34%的碳酸钾溶液进入到塔内。富碳酸盐溶液（Fc≈ 0.5）离开塔内吸收部分。循
环气离开塔 C-6301时二氧化碳的浓度，在反应前期时必须小于0.3 mole %，反应末期必
须小于0.5 mole %。
贫碳酸盐溶液温度在63 °C到66 °C，在两段填料上部进入到二氧化碳吸收/急冷塔
C-6301。循环气在两段填料下方进入塔。大约2-5%的贫液作为热流进入两段填料之间，以
提高填料的温度。较高的温度加快填料段中反应速率，即加快二氧化碳清除速率。贫液顺填
料而下，与循环气逆流接触。热贫液按需要调整流量，以保持出口循环气中二氧化碳浓度。
热贫液的调整不能频繁，不过也需对反应系统的高浓度二氧化碳、吸收塔循环气流量温度变
化或其它变化作出反应。循环气离开吸收塔填料后，进入到水洗部分，较进塔时温度升高
5 ～ 10℃。水洗部分包括一段填料，一个丝网分离器安装在吸收部分和急冷/水洗部分之间，
一个叶片式分离器安装在急冷/水洗部分的出口。雾沫分离器的目的是为了减少被循环气体
带到反应系统的碳酸钾溶液和液态水的量。液态水会明显使催化剂效率降低，钾盐会使催化
剂中毒。
洗涤水经泵G-6313/14（一用一备）在 C-6301内循环，（和雾沫分离器一起）以防碳酸
钾溶液过载。出自水洗部分的清洗水通过重力流进入到从吸收段填料顶部进入到内部溢流
管。这股清洗水提供了一部分补充到碳酸钾溶液环路。碳酸钾溶液循环失去的水分经再生塔
放空至大气，或离开 C-6301进入到循环气。环路中流量控制已定。洗涤水在烟囱塔盘收集。
离开 C-6301底部的富液，在贫/富碳酸盐液换热器 E-6319中与热贫液换热，流量受到
控制。富液从~55°C加热至~115 °C，贫液从~125°C冷却到 ~65 °C。含有小量 EO的富
液进入到回收乙二醇反应器Y-6320。反应器直径为1m，长度为45.7m，提供足够的停留时
间，反应后液相中剩余 EO达到一定浓度以下。
乙二醇反应器的后段，安装在再生塔顶部的富液闪蒸罐中，富液压力降至269kpa(a)。
闪蒸罐中生成的气相物料包括惰性气体、还有 E-6319中汽化的EO。这股气相流股循环至 EO
回收系统－C-6404塔的下部汽提。在开车时，闪蒸罐的压力一般通过放空阀和甲烷管线上
的调节阀来控制。闪蒸的意义是回收乙烯，减少二氧化碳尾气中烃的排放，提高经济效益。
离开闪蒸罐底部的富液，进入到 C-6305再生部分，液位控制。再生部分包括两段填料。
热量通过自然循环再沸器 E-6307加入到 C-6305的富液中，由于吸收可逆反应，再生二氧
化碳和碳酸钾。工艺蒸汽在 E-6307壳程冷凝，收集于C-6351，经泵 G-6352/53（一用一备）
输至工艺水罐C-6701。C-6305塔底部有个备用管嘴，以备蒸汽直接输入。再生生成的二氧
化碳进入到塔内的水洗部分，和水组成饱和气相，水含量约为 90mole %，二氧化碳约为 10
mole %，温度约为120℃。
水洗部分由水洗塔盘和一个安装在闪蒸罐和再生填料之间的烟囱塔盘组成。水洗塔盘有
两个作用：（1）去除来自再生部气相里的乙二醇，并吹扫出系统（2）减少碳酸钾对大气的
排放。含有乙二醇的气相与洗涤水逆流传质。洗涤水在烟囱塔盘收集后，进入回收乙二醇单
元，进一步回收乙二醇。
离开水洗部分的尾气在二氧化碳再生塔尾气冷凝器 E-6308壳程中部分冷凝，管程为来
自C-6301塔顶的冷循环气。部分冷凝的再生尾气进入到闪蒸罐C-6309。尾气未冷凝部分通
过一压力调节阀 PV-6305-05A和减噪设施后排至大气（同二氧化碳尾气）。在只需要少量或
没有二氧化碳的情况下，由包括氮气输送阀在内的压力控制系统帮助实现。开车时，碳酸盐
溶液开始聚集， E-6308没有冷凝物，所有 C-6305塔顶出料必须排放至大气。 PV-6305-05A
和二氧化碳放空管线处理这股物料时会发出超标噪声，因此通过 HV-6305-05C排放至大气。
这样的放空也有个减噪设施。在开车操作中，系统压力由 PV-6305-05A控制。一旦阀门超
压，级联压力控制将会开启HV-6305-05C。冷凝液由 C-6309的液位控制 流入 C-6305塔底。
备用路线为通过 C-6309的放净口，凝液利用重力流经C-6412，流入污水系统。
来自再生塔底的贫液（~125 °C），流入贫碳酸盐液加压泵 G-6327/28（一用一备），泵
所需的汽蚀余量较低。碳酸钾溶液进入到碳酸盐液主泵G-6310/11（一用一备），压力升高，
经贫/富碳酸盐液换热器 E-6319壳程后，进到C-6301。溶液循环流量由E-6319 和 C-6301
之间的流量调节阀控制。热贫液走 E-6319旁路，进入到 C-6301两段填料之间，由单独流
量调节阀控制。开车时，加压泵 G-6327/28用于循环碳酸钾溶液，溶液走短的回路（C-6301
旁路），聚集在C-6305。差不多 2年以后，溶液中缓慢聚集的有机盐需要吹扫。加压泵出口
有一流量调节阀，清洗水经E-6303 和 E6458后，送至污水处理。
为控制碳酸盐溶液和洗涤水中起泡沫，取两点加入除沫剂。一点位于贫液加压泵
G-6327/6328的进口。另一点位于急冷/冲洗水循环泵G-6313/14进口。两点都各自用手动
加液罐注入。
碳酸钾溶液缓冲罐D-6323用于存放工艺设备操作所需的溶液，还有足够的工作存量、
整个系统的两次冲洗水。罐需保温，用内部凝液环管加热。还包括一个低点收集总管，可放
净至碳酸盐溶液收集池D-6306。此收集池同时提供碳酸钾溶液混合及碳酸盐溶液系统的放
净。收集池和贮罐之间有碳酸盐液污水池泵G-6325，当系统放净后，将溶液送至D-6323。
碳酸盐液过滤器Y-6326置于G-6325出口用于混合及放净时溶液过滤。过滤器也可用来过滤
自加压泵出口至C-6305塔底的溶液。
5.4 EO的回收/精制——64单元
5.4.1概述
METEOR环氧乙烷回收工艺与传统相比更安全，这是由于它将收集的EO限制在汽提塔内
部冷凝器附近，不需要EO压缩单元，不需要向在精制工艺中回收的EO供热量。
EO回收工艺包括两个主要设备：EO吸收塔C-6401和EO汽提/再吸收塔C-6404。其它
的设备都是辅助或从属于这两个设备。
EO吸收塔C-6401接收来自反应循环气的EO，用冲洗水脱除气相中的EO。冲洗水中所
含EO通过一系列孔板减压，经EO汽提/再吸收塔进料预热器E-6403后，进入到塔C-6404
的汽提部分。在C-6404中EO提浓，经EO汽提/再吸收塔内部冷凝器后，在塔顶再吸收。提
浓时必需移除亲水杂质。冲洗水经水洗塔冲洗水冷却器E-6422，从汽提/再吸收塔底循环至
EO吸收塔。水洗塔增压泵6415/6416为组泵，配有备用泵；水洗塔输水泵G-6417/6418增
加了冲洗水压力使之能进入EO吸收塔。
热量通过五种方式进入到汽提/再吸收塔：
EO汽提/再吸收塔进料预热器E-6403中所含热量。对与C-6401塔底至C-6404进料回
收热量。C-6404对进料流股进行优化。
由62工段提浓塔塔顶流股的热量，被EO汽提/再吸收塔第一再沸器E-6411利用。
来自第四效蒸发器上部的工艺蒸汽直接进入到C-6404塔底（汽提部分）。这股蒸汽不仅作
为热源，而且清洗水的补充水源。
调整EO汽提/再吸收塔第二再沸器E-6495产生的C-6404再沸物，再沸器使用来自第四
效蒸发器。
同样来自第四效蒸发器顶部的工艺蒸汽，直接进入到再吸收塔汽提部分（E-6405以上），
以去除轻杂质如二氧化碳和其它不溶性气体。
C-6404塔顶不被吸收的轻气体，经尾气压缩机K-6460返回至循环气系统。再吸收塔吸收的
EO进至EO提纯部分。
EO提纯部分包括EO提纯塔(EOPC)及其辅助设备。再吸收塔底进料至EOPC的热量，用
于来自工艺水罐的工艺水。还有来自第四效蒸发器顶部的蒸汽给塔提供了热量。纯EO从侧
线出料，EOPC釜液送至乙二醇反应部分。
5.4.2详细描述
EO水洗塔 (C-6401)
循环气冷却器E-6111出口流股进至EO吸收塔C-6401底部，气体与之夹带的液体进行
分离。夹带液体直接进入循环气水洗泵G-6110/6112，经泵输送到回收乙二醇反应器预热器
E-6202，或返回至E-6111。工艺气体经烟囱塔盘，自C-6401塔底上升到塔的水洗部分。水
洗部分在烟囱塔盘上方，有两段填料。
冲洗贫液为含少量EO、乙二醇、盐分的水溶液，生成于EO汽提/再吸收塔C-6404B，经
EO汽提/再吸收塔进料预热器和水洗塔冲洗水冷却器E-6422冷却后，进入到EO吸收塔的液
相分布器。冷却后的冲洗水自两段填料上方向下流，气体自塔底向上升。出塔顶的气相EO
浓度较低。塔顶气相的EO浓度（逸出）和冲洗水进料温度、流量相关联。塔顶逸出的EO
设计值为约60ppm vol％,这是反应器催化剂初期夏天工况。
沿塔而下的冲洗水收集于烟囱塔盘。EO富液离开烟囱塔盘，经一组限流孔板，进入到
E-6403。
C-6401的最大工作压力为2.34 MPaG，当循环气压缩机K-6116跳车，可以维持循环气
回路设定压力。EO吸收塔材料为碳钢复304L SS。
EO汽提/再吸收塔进料预热器(E-6403)
为节约能量，EO汽提/再吸收塔进料预热器E-6403将EO吸收塔底冷流和EO汽提/再吸
收塔底热流进行换热。C-6401塔底冷流进入E-6403管程，C-6404塔底热流走壳程。传热量
是塔的一个敏感参数。E-6403管程出口的高温度，会使过量的水逸出再吸收循环系统，生
成过量的乙二醇。出口的低温度会使C-6404塔两个再沸器负荷过量，导致C-6404釜液中高
EO循环量。
水洗塔冲洗水冷却器(E-6422)
C-6404釜液出E-6403壳程，进入到水洗塔冲洗水冷却器E-6422，冷却后返回C-6401。
E-6422是一组三个板式换热器，两开一备，使用冷却水做冷流。E-6422出口工艺冲洗水的
设计温度为35℃。此设计温度比循环水进口最大温度（32℃）高3℃。E-6422旁路中的冲
洗水用于调节冲洗水出口温度（35℃）。离开E-6422的冷却水进入到水洗塔输水泵
G-6417/6418，压力升高后进入到C-6401。
水洗塔增压输水泵(G-6415, G-6416 和 G-6417, G-6418)
冲洗水环路包括C-6404的两组出料泵。这些泵用来将C-6404釜液加压大约2 MPa，使
之可以进料至C-6401顶部。水洗塔增压泵G-6415/6416将C-6404釜液加压至中间压力级别。
中间压力等级保证将冲洗水吹扫流股送至回收乙二醇单元（PGU），经过E-6403 和 E-6422
时有压力损失。E-6422的出口冷却流股，经水洗塔输水泵G-6417/6418后，压力上升以便
进入C-6401。
两组泵都为高扬程，高流量。由于工艺要求，都为不锈钢制造。同为一用一备。当泵组
跳车事故时，G-6417/6418 至C-6401的回流旁路实现了零扬程保护，同时允许自
G-6415/6416流量减少。
为提供增压泵G-6415/6416的密封冷却冲洗水，从E-6422出口流股中抽取一小股流体，
直接进入泵的密封冲洗口。
至提浓塔的冲洗水
来自反应系统的乙二醇、盐等杂质会在冲洗水环路中积聚。为防止积聚，需放出一股冲
洗水。放出位置介于水洗塔增压泵G-6415/6416和EO汽提/再吸收塔进料预热器之间。流量
由进入C-6401塔EO和C-6404塔再吸收部分中杂质的含量决定。这股放出流股送至提浓塔
C-6211。
既然为杂质聚集而放出一股冲洗水，就需要在冲洗水回路中补充一股新的。
EO回收区域的碱液加入
冲洗水的pH值在E-6422的出口处测定。碱液通过水洗塔贫液注碱计量泵G-6420/6421
加入到C-6404底部，以维持塔底条件。碱液的加入可以在冲洗水回路中减少腐蚀、乙二醇
生成、分解亚硝酸成二氧化氮的影响。在C-6401和C-6404的釜液中亚硝酸分解生成二氧化
氮，使得至乙二醇反应系统的再吸收EO进料中，氮化合物浓度较高。这可能会影响乙二醇
品质。需加入碱液以控制冲洗水的pH值。
冲洗水环路中除沫剂的加入
来自计量泵G-6678)除沫剂加入到水洗塔输水泵G-6417/18进口。添加时利用了冷冲洗
水的低温，减少了高温下除沫剂的损失。除沫剂用于防止塔内起泡，同时也防止换热器内的
大量结垢。
亚硫酸氢钠NBS的加入
亚硫酸氢钠加入C-6404塔再吸收部分的EO进料中，以控制甲醛生成。经NBS进料泵
G-6691/6692，添加剂注入冲洗水环路中的水洗塔冲洗水冷却器E-6422出口。NBS的添加，
使得EO回收区域，在E-6405出口可以满足对甲醛限值得技术要求。NBS将甲醛转化成不挥
发盐，如此连续地将冲洗水中的甲醛去除。E-6405的垂直向上错流设计，也有助于去除甲
醛。循环气冷却器出口的甲醛浓度由分析仪表AI-7406-01测定。所测值决定NBS的加入量。
EO汽提/再吸收塔及其内部冷凝器(C-6404 和 E-6405)
EO汽提/再吸收塔C-6404 （或称 EORC）包括汽提段和再吸收。两部分由内部冷凝器
E-6405隔开。C-6404塔内有七段填料。两个热虹吸再沸器E-6411 、E-6495，都使用直接
蒸汽注入。C-6404有四段不同直径。
C-6404的底部在正压下进行普通的汽提操作。C-6404塔的主要进料为EO冲洗富液，来
自于E-6403管程，从塔底填料层上方的进料沟槽进入塔。EO从冲洗富液中汽提。EO与其它
轻组分沿E-6405管程向上，进入到精馏部分。汽提后的冲洗水，即冲洗贫液从塔底流出，
返回至C-6401。
精馏部分降低了夹带进入E-6405气相中水和杂质的量，气相使用凝液回流冷却。精馏
和冷凝部分在冲洗水和再吸收水中间形成一个隔离。在C-6404进料上方的精馏部分蒸汽流
量明显比下方低。这使得塔径减小，以正确地在进料上方放置填料。
富含EO的气相冷流离开E-6405，经烟囱塔盘进入到EORC的再吸收部分。填料部分紧
挨气相进口，大部分再吸收在此完成。在主吸收填料以后，气相流量大大减少，因此塔径减
小。C-6404塔顶有两个附加填料层，用于吸收进一步气相中剩余的少量EO。再吸收塔顶部
尾气，含不凝气、饱和水蒸气及痕量EO，一般情况下进入尾气压缩机K-6460。若事故情况
下K-6460有波动（如C-6404塔压力低或K-6460高吸入压力）或K-6460跳车，塔顶尾气进
入废气总管。
工艺再吸收水经再吸收水溶液冷却器 E-6446AB冷却后，进入到C-6404顶部。再吸收
水溶液来自工艺水罐C-6701，经乙二醇反应器预热器E-6774AB，EO提纯塔进料预热器E-6431
和E-6446后，进料至C-6404。乙二醇反应器预热器回收来自C-6701的热量，用于预热乙
二醇反应器进料。EO提纯塔进料预热器也回收蒸汽中的热量，对进入EOPC进料加热。
来自再吸收部分的液体向下直接进入轻组分汽提部分。蒸汽直接喷射在汽提部分底部，
以去除诸如二氧化碳及其它不可溶气体等杂质。离开本部分的液体包括水和EO（两者质量
比约为12：1）等。这样的水和EO之比为水解比率。液体离开再吸收塔，经EOPC进料泵进
入G-6409/6410到EO提纯塔(EOPC)。
通过调节K-6460出口至进口的循环量，控制EORC塔的操作压力。调节K-6460出口至
进口的循环量，使压力调节阀调节塔顶气相流量。当C-6404塔需要更高的压力，压缩机出
口回进口的流量增加。
穿越C-6404塔底填料层的蒸汽按比例分流成两个热源：喷射至EORC汽提部分的蒸汽和
到EO汽提/再吸收塔第二再沸器E-6495。喷射蒸汽用到最大量，而到E-6495的蒸汽量根据
不同负荷压力变化。保持汽提部分的液位对操作两个热虹吸再沸器来说很重要。同时液位控
制来自工艺水罐C-6701或乙二醇提浓塔预热器E-6831的冲洗水，保持至汽提部分稳定。如
果 来自C-6701/E-6831冲洗水不够，液位控制也能打开来自凝液总管的流股。当C-6404
塔底发生高液位，流量调节阀门打开，将冲洗水放出至乙二醇收集罐D-6240，以降低冲洗
水液位。
EO汽提/再吸收塔第一/二再沸器(E-6411和 E-6495)
C-6404的主要热负荷来自于两个热虹吸式再沸器：汽提/再吸收塔第一再沸器E-6411
和汽提/再吸收塔第二再沸器E-6495。两个再沸器的管程出口都与C-6404紧密接合。
E-6411的壳程接收来自提浓塔C-6211顶部工艺蒸汽。E-6411可作为C-6211冷凝器。来自
C-6211顶部的气相包含的杂质可能引起腐蚀。通过水洗塔贫液注碱计量泵G-6420/6423往
C-6211回流加入碱液，以防止E-6411的壳程有腐蚀。
EO汽提/再吸收塔第一再沸器凝液贮罐C-6412接收来自E-6411的蒸汽凝液和来自二氧
化碳再生塔尾气冷凝闪蒸罐C-6309的过量凝液。来自C-6412罐顶气相去废气总管。C-6412
的凝液经冲洗水循环泵G-6413/6414去两路地点：第一路去污水处理。在二氧化碳吸收塔预
热器E-6303中，一路流股通过与二氧化碳吸收/急冷塔C-6301的进料换热，回收余热。然
后，再经EO汽提/再吸收塔凝液冷却器E-6458被冷却水冷却，温度下降至污水处理要求。
同时由水洗塔贫液注碱计量泵G-6421/6423加入碱液，进行中和。第二路直接由C-6412 返
回C-6211，作为回流。同时为了防腐蚀，也在这路流股进入C-6211之前加入碱液。
E-6495壳程接收来自乙二醇四效蒸发器C-6712的蒸汽。如果C-6712的蒸汽供应不够，
可使用低压蒸汽总管的蒸汽。EO汽提/再吸收塔第二再沸器凝液贮罐C-6496接收来自E-6495
的蒸汽凝液。EO汽提/再吸收塔再沸器凝液泵G-6497/6498将凝液送至工艺水罐C-6701。
再吸收水溶液冷却器(E-6446)
来自工艺水罐C-6701的工艺水经乙二醇反应器预热器E-6774和EO提纯塔进料预热器
E-6431冷却后，进入再吸收水溶液冷却器E-6446。E-6446为一管壳式换热器，使用冷却水
来冷却再吸收水液。再吸收水液在E-6446出口的设计温度为39.6℃。
开车时，一部分工艺水可以走E-6446附近旁路，以便在进入再吸收塔前，获得较高温
度。较高的工艺水温度用于控制开车时，乙二醇反应系统进料的pH值。
尾气压缩机(K-6460)
来自C-6404塔顶的气相或进入废气总管系统，或进至尾气压缩机K-6460。一般情况下，
进入尾气压缩机。尾气压缩机将C-6404塔顶气相加压，经EO吸收塔C-6401，将此气股送
回至循环气环路。当K-6460跳车或被隔离，C-6404塔顶气相改送至废气总管。
在尾气压缩机缓冲罐C-6459进口前部，所抽取压缩机的分析流返回至C-6404塔顶气股。
C-6459用以去除夹带液滴。相流量较小，估得所夹带液滴也较少。但是，缓冲罐也同时提
供工艺波动保护，如液泛和气涌。由于缓冲罐内附一个金属丝网，塔内没有附加补沫装置。
缓冲罐累积的液体经泵尾气压缩机缓冲罐返回泵G-6461/6462，送至C-6404的汽提部分。
EO提纯部分
EO提纯塔C-6430的侧线出提纯后的EO。这个有86个塔盘的精馏塔，将水和其它杂质
从EO中去除。提纯塔的进料来自于EO汽提/再吸收塔再吸收部分顶部。再吸收塔底先进至
EO提纯塔预热器进料泵G-6409/6410。经乙二醇反应器碱液计量泵的碱液，加至G-6409/6410
的进口。碱液用来控制乙二醇精制反应器出口的pH值，可以降低EO中的二氧化碳浓度。再
吸收塔釜液经EOPC进料泵 ，EO提纯塔进料预热器E-6431后，进至EOPC塔底。预热器提
供EOPC所需大部热量，并且设计最小停留时间，以减少在塔釜液生成乙二醇。如果需要向
EOPC增加热量，可以从乙二醇四效蒸发器C-6712获得蒸汽，从塔底液位以下喷射入塔。EOPC
的釜液经乙二醇反应器进料泵G-6772/6773送至67工段乙二醇反应部分。当没有提纯EO
出料时，塔底釜液基本组成为7.5 wt. % EO 和 92.5 wt % 水 (12:1 的水解比)。在提纯
EO出料时，釜液中EO的浓度降至6.8 wt. %（13.75 的水解比）。在提纯塔塔底的高EO浓
度（低水解比）会使提纯塔停止向乙二醇反应进料，浓度受塔底温度和压力决定。
上升至提纯塔顶部EO气相经提纯塔塔顶冷凝器E-6432冷凝。提纯塔顶压力为0.234
MPaG，足够可以在E-6432用冷却水冷凝EO气体。E-6432为立式整体安装在C-6430顶部。
冷凝的EO回流至塔板。纯EO在塔侧出料，位置在从下至上的第75个塔板。经提纯塔产品
冷却器E-6433后，纯EO温度从45℃降至10℃，然后送至EO贮罐C-6942/6946。若第30
块塔板温度过高，则停止向贮罐输送EO，以防止水分进入罐内。
从EOPC塔顶取一小股气相，用以去除二氧化碳及甲醛。这股气相回流至C-6404塔再吸
收段的二氧化碳汽提区域。通过调节EORC的放空气流和控制塔的甲烷进料，进而控制提纯
塔压力。
提纯塔也可接收来自EO贮罐的EO。经EO输送泵G-6943/44/48，EO在提纯塔底部塔板
附近进料。这条线路也可应付EO贮罐发生紧急情况时，需要接收EO进料至乙二醇反应系统。
5.5乙二醇反应和蒸发——67单元
5.5.1概述
乙二醇反应系统中，用水与环氧乙烷（EO）反应产生乙二醇（MEG）、二乙二醇（DEG）
和有限的多乙二醇。乙二醇反应接受冲洗水和来自环氧乙烷精制塔（C-6430）底部的EO。
乙二醇反应系统由管式反应器/吸收罐（Y-6771/C6779）组成，这种管式反应器与典型的管
式反应器功能相同，能将EO完全转化成MEG。大部分的冲洗水（～61%）在68工段（乙二
醇精制系统）最终浓缩和精制之前，在四效蒸发器系统中被除去。四效蒸发器生产的工艺蒸
汽被用于为好几个其它工段提供热能。杂质用惰性气体吹扫，法通过蒸发器再沸器，经主排
气冷凝器（C-6710）和在乙醛尾气汽提塔（C-6746）除去。
5.5.2详细描述
乙二醇反应
加到乙二醇反应系统的物料是来自环氧乙烷提纯塔（C-6430）底部的含有～6.8％到～
7.8％EO和水的混合物。EO的浓度取决于C-6430生产纯EO产品的产量。从C-6430出来的
EO/水混合物的温度大约为105℃。用两台乙二醇反应器给料泵（G-6772/73）的任何一台将
压力增加到约2625kPaA(381psia)。乙二醇反应器给料泵为低流量、高扬程，由马达连锁（SIS
67-1）保护。离开泵的高压力、含有冲洗水的EO通过乙二醇反应器预热器（E-6774AB）与
144℃的工艺水换热，加热到约128℃，该工艺水来自工艺水贮罐（C-6701）。在经过换热器
后的工艺水作为EO汽提/再吸收塔（EORC，C-6404）的进料。其中一条向E-6774工艺进口
提供工艺水的管线是用于C-6404的EO震动处理，从而减少C-6404中生物活性的可能性。
离开乙二醇反应器预热器（E-6774）的富EO冲洗水和乙醛排放汽提塔（AVS，C-6746）
的塔顶产物在AVS塔顶冷凝器（E-6780）中换热，将EO/水的温度提高到～139℃。接着EO/
水和排放蒸汽在主排放冷凝器（E-6710）中换热，将EO/水的温度提高到～150℃。从E-6710
出来后，EO/水进入蒸汽进料预热器（E-6731），用1670kPaA(242psia)蒸汽来加热EO/水物
料。接着EO/水物料进入乙二醇反应器/吸收罐（Y-6771/C-6779）将EO转换为乙二醇。
通过控制蒸发塔进料预热器（E-6731）壳程的蒸汽流量将乙二醇管式反应器（Y-6771）
的出口温度控制于～195℃。E-6731的出口温度为～157℃。从157℃到195℃的温升的热量
供给来自乙二醇反应。即使添加了从粗乙二醇贮罐（D-6870）回流的粗乙二醇，乙二醇管式
反应器出口195℃的温度也足以使乙二醇一效蒸发器（C-6708）的进料保持在饱和状态。
粗乙二醇贮罐（D-6870）的原料能通过蒸发塔流程再蒸发。再蒸发物料注入乙二醇一效蒸发
器（C-6708）的底部塔盘之上。采用这样的进料点能使再沸器减少能量，并有效的加热了这
一小股物料使其达到饱和状态。本设计提供的再蒸发产能为乙二醇总产量的6％加上相同量
的水（50/50乙二醇/水的混合物）的总和。
在管式反应器外设有监控氧含量的氧气分析监控器。这里要指出的是，安装EO汽提/
再吸收塔EORC（C-6404）蒸汽调节器和/或增加第二效蒸发再沸器（E-6734）和相关冷凝点
排放量是必要的。
乙二醇精制反应器（C-6779）之后的液位/压力控制阀保持乙二醇反应系统背压恒定。
该阀门的主要控制来自于EO提纯塔（C-6430）的液位控制器。当必须保持预定压力时，反
应器出口压力控制器会忽略C-6430的液位控制信号。为了避免在反应器中环氧乙烷的蒸发
的可能，必须保持反应器的出口压力高于2247 kPaA (326 psia)。因为这样的蒸发将导致
未反应的环氧乙烷吹入C-6708。
乙二醇的蒸发
蒸发系统的目的是用沸水将乙二醇的浓度从～10%浓缩到61%。这是采用四台蒸发器在
多效蒸发系统中完成的。
乙二醇一效蒸发器再沸器（E-6733）是用1670 kPaA (242 psia)蒸汽作为热源的。来
自第一效蒸发器（C-6708）塔顶的蒸气99.9%是水，它是第二效蒸发器的沸腾介质。来自
E-6733的清洁的冷凝液收集到第一效蒸发器冷凝液罐（C-6755）中，并回到中压冷凝液总
管。第一效蒸发器的釜液流到第二效蒸发器（C-6709），流量是用C-6708底部的液位来控制
的。来自C-6755的惰性气体间歇地排放至大气（通过安全区域），因为这些都是清洁蒸汽并
且很少排放。
蒸发器的底部以同样的方式继续流过其余三个蒸发器（C-6709/C-6711/C-6712）。每个
蒸发器的回流是用来控制塔顶乙二醇的浓度。
来自第四效蒸发器（C-6712）的釜液用第四效蒸发器釜液泵（G-6728）泵送到乙二醇提
浓塔（C-6811）。最终蒸发器的釜液也可以用粗乙二醇泵（G-6729）泵到粗乙二醇贮罐
（D-6870）。流到粗乙二醇贮罐的物料用粗乙二醇冷却器（E-6730）冷却到60℃以下。粗乙
二醇泵也可用作G-6728的备用泵。粗乙二醇泵被设计成能在开车水循环过程中有足够的扬
程将第四效蒸发器釜液打入工艺水罐中。
第二效蒸发再沸器（E-6734）有一个隔离的壳程（设有内部挡板），使其成为两个近似
分离的再沸器，能使含杂质的冷凝物优先被送入第二效蒸发器辅助冷凝液罐（C-6765）。从
前面一半再沸器来的蒸汽，通过和第二效蒸发器冷凝液罐（C-6756）的自排放空管线相连，
使其加入另一半再沸器的蒸汽。为了从蒸发系统中去除乙醛和其他杂质，一小部分第一效蒸
发器顶部馏出蒸汽通过C-6765被排放到废气总管。
来自第二效蒸发器的顶部蒸气用作第三效蒸发器再沸器（E-6735）的沸腾介质。一小部
分第二效蒸发器顶部馏出蒸汽通过第三效蒸发器冷凝液罐（C-6757）排到主排气冷凝器
（E-6710）。
来自第三效蒸发器的顶部蒸气向第四效蒸发器再沸器（E-6736,E-6737）提供大部分的
热负荷。一小部分第三效蒸发器顶部馏出蒸汽通过第四效蒸发器冷凝液罐（C-6758）排到主
排气冷凝器（E-6710）。
来自第四蒸发器顶部蒸汽的压力为418.5 kPaA (60.7 psia)，它通过工艺蒸汽总管被
分配使用，并通过第62、63和64部分中的再沸器作为热能输入。工艺蒸汽作为PGU浓缩塔
再沸器（E-6212）、EORC第二再沸器（E-6495）、CO2再生塔再沸器（E-6307）的进料，它也
可以作为直接蒸汽喷入EORC（C-6404）。来自再沸器的冷凝液经过蒸发器回流总管回到工艺
水泵和/或回流至蒸发器。补充蒸汽来自压力为787.5 kPaA (114 psia)蒸汽总管。
来自第二效蒸发器辅助冷凝液罐（C-6765）的工艺蒸汽冷凝液送入乙醛排放汽提塔
（C-6746），保存其包含的热能并除去轻质杂质。
从第二效蒸发再沸器冷凝液罐（C-6756）来的工艺蒸汽冷凝液由压力送入第二效蒸发器
并在其顶部压力下闪蒸。T型分离器用于将水蒸汽从这股物料中分离出来并与第二效蒸发器
顶部产物结合，加入到第三效蒸发器再沸器的热媒中，从而进一步利用其所包含的热量。从
T型分离器来的液体由压力传送入第三效蒸发器冷凝液罐（C-6757）。
从第三效蒸发再沸器冷凝液罐（C-6757）来的工艺蒸汽冷凝液由压力传送入第三效蒸发
器并在其顶部压力下闪蒸。T型分离器用于将水蒸汽从这股物料中分离出来并与第三效蒸发
器顶部产物结合。T型分离器的残留液体由压力传送入第四效蒸发器冷凝液罐（C-6758）。
从第四效蒸发再沸器冷凝液罐（C-6758）来的工艺蒸汽冷凝液由泵第四效蒸发器冷凝液
泵（G-6722/6723）打入工艺水罐。这里通过回收热的冷凝液来保存热能。因为冷凝液的压
力高于工艺水罐（C-6701）的压力，冷凝液在工艺水罐顶部进料可促进闪蒸，闪蒸蒸汽在乙
醛尾气汽提塔（C-6746）中闪蒸脱除轻质杂质。
第三效和第四效蒸发器冷凝液罐（C-6757，C-6758）排放气进入主排放冷凝器（E-6710）。
在排放冷凝器（E-6710）中与EO/水换热移除热量。E-6710的冷凝液被送入C-6746，水蒸
汽被送入废气总管。
E-6710是用来加热从C-6430来的EO/水物料的第三个交叉换热器。交叉换热器是用来
促进单元内热量综合的。离开C-6430的EO/水在进入乙二醇反应器之前，先与工艺水在
E-6774AB中换热；然后与AVS塔顶物料在E-6780中换热；接着与工艺排放在E-6710中换
热；最后与蒸汽在E-6731中换热。
20％NaOH用两台苛性碱计量泵（G-6724/25）中的一台加到蒸发器回流总管中。蒸发器
回流液中苛性碱添加量的控制，是用监测第一效蒸发器釜液的pH值以及调节泵的冲程来实
现的。在蒸发器回流中加入苛性碱对于防止有机酸混入，减少静电应力腐蚀是必需的。加入
苛性碱还能防止有机酸再循环到工艺水回路中。回流总管碱液添加泵在第61部分氧气进料
停止的时候停车，为了防止碱液在68工段集聚，一次只允许开一台泵。这样能防止能催化
乙二醇分解反应的碱性条件出现，这种潜在可能的反应会导致乙二醇精馏塔（C-6821,C6851
和C-6221）出现问题。
乙醛尾气的汽提
乙醛尾气汽提塔（AVS ，C-6746）直接放在工艺水贮罐（C-6701）的顶部。C-6746的
釜液直接流入C-6701，而闪蒸得到的蒸气从C-6701上升进入C-6746的底部。这样的设计
不需要设置釜液泵和塔再沸器。来自第二效蒸发器辅助冷凝液罐（C-6765）的冷凝液含有最
高浓度的杂质，并通过压差直接流到C-6746的进料塔盘上。加到C-6746的同一塔盘上还有
主尾气冷凝器（E-6710）的冷凝液。这两种冷凝液的液流在C-6746中用与来自C-6701的闪
蒸蒸汽接触的方法被汽提。C-6746的操作压力用将中压蒸汽直接喷入C-6701的方法控制在
397 kPaA (57.6 psig)。塔的压差用调节流到C-6701的蒸汽流量的方法来控制。来自AVS
冷凝器（E-6780）塔顶凝液通过重力流回流至C-6746。E-6780作为一个倒风冷凝器来减少
阻塞发生的可能性。
来自主尾气冷凝器（E-6710）和AVS塔顶流出物冷凝器（E-6780）的未凝的蒸气与第二
效蒸发器辅助冷凝液罐（C-6765）尾气混合并流到废气总管。与E-6780相同，E-6710也是
交叉换热器，其冷物料是EO/水。
工艺水贮罐（C-6701）的液位是用调节添加到工艺水回路上脱盐水的添加量来控制的。
脱盐水和最终浓缩塔（C-6811）塔顶流出物在回到C-6701之前与MEG产品在乙二醇/FCOH
换热器（E-6831）中进行错流换热。
来自工艺水贮罐（C-6701）的釜液有两个流向。第一个流向是被送到EORC（C-6404）的
汽提部分，净化蒸发和精馏流程中的水和杂质。第二个流向是用工艺水泵（G-6702/03）输
送到乙二醇反应器预热器（E-6774）的壳程，在这儿它们从～144℃被冷却到～119℃左右。
接着工艺水被送入EO汽提/再吸收塔冷却器（E-6404）。
5.5乙二醇精制——68单元
5.5.1概述
乙二醇精制系统（68工段）由三个精馏塔组成。乙二醇提浓塔C-6811处理从第四效乙
二醇蒸发器来的釜液并去除乙二醇中的水。塔顶的水用于换热和EO/EG装置中的其它地方。
FC塔釜液中的乙二醇被送入MONO塔，由此聚酯级的乙基乙二醇单体（PEEG）产品从侧线中
产出。更重的乙二醇通过釜液离开MONO塔进入DEG塔，由此高纯度的二乙二醇（DEG）产品
从侧线中产出。多乙二醇（如三乙二醇）通过釜液离开DEG塔被输送至PGU精馏塔（最大限
度回收MEG），或输送至粗乙二醇储罐。
5.5.2详细描述
68工段由乙二醇提浓(FC)塔(C-6811)、乙二醇MONO塔（C-6821）、二乙二醇DEG塔
（C-6851）和其他相关设备组成。
精制系统的主要进料是第四效乙二醇蒸发器（C-6712）的釜液，由39wt％的水，61wt％
的乙二醇组成。其中，乙二醇（MEG）的含量为94～95wt％；近似5wt％的混合乙二醇产品
为二乙二醇（DEG）；剩下的0.14wt％是三乙二醇和更重的组分（TEG以上）的混合物。FC
塔（C-6811）由两部分的填料组成，其顶部和底部主要由两个烟囱塔盘（-6811J/K）分隔。
蒸发器釜液在FC塔上部的烟囱塔盘（-6811K）上进料。进料在第四效蒸发器压力（430kPa
（a））下是饱和液体，因此可在真空塔中有效闪蒸。FC所用的进料体系是在这种闪蒸的基
础上设计的。
FC塔还被设计成通过调整从乙二醇精制单元精馏塔来的液体进料（回收从C-6221来的
MEG），并与MONO/DEG塔顶馏份合并。PGU和MONO/DEG物料在塔的下部烟囱塔盘（-6811J）
进料。
FC塔的设计是去除乙二醇中所含水。大部分进入塔的水，用FC塔和MONO塔中间的热
集成来去除的（MONO塔再沸器提供大部分的热量输入）。
FC塔的上部烟囱塔盘接收上方填料来的液体和闪蒸进料的液体部分。大部分的液体通
过一个浸在水中的喷嘴除去，并通过泵G-6804/6806（一开一备）输送至MONO塔冷凝器
（E-6823）。在E-6823中，沸腾物料作为MONO塔顶蒸汽的冷却剂（壳程的物料经过50℃的
温度变化，进口温度为70℃，出口温度为120℃）。两相物料回到FC塔下部烟囱塔盘。泵循
环物料的流量用通过E-6823出来的两相流体的温度来控制。FC塔下部烟囱塔盘上的液位通
过物料从这块塔盘流至下方填料的流量来调节。
精馏工段开车期间，FC塔和MONO塔之间将没有热量传输。为了避免淹没FC再沸器（过
量的水存在于釜液中），FC塔的进料速度必须减慢。（MONO塔的MET要求在物料进入MONO
塔再沸器之前，釜液最小流速必须符合要求；FC塔下降的流速必须确保MONO塔釜液最小流
速能符合要求）。开车期间最大和最小的进料速率分别为19612kg/hr和4152kg/hr。
为了达到FC塔釜液要求的含水量，FC塔再沸器（E-6813，锅形再沸器）内LP蒸汽流
速应受再沸器温度设定值控制。FC塔釜液包含进入精制工段的大部分乙二醇。并残余极少
量的水（0.334wt％）。（G-6812/6817）两台中的一台泵将釜液从FC塔再沸器输送至MONO
塔（C-6821）。E-6813的液位通过釜液的流量来控制。泵G-6812/6817还能将釜液逆吹到FC
塔（开车期间），或在必要时输送至粗乙二醇贮罐（D-6870）（例如开车/停车期间）。
FC塔顶馏出物中包含脱除的水，在FC塔冷凝器（E-6814,FC塔塔顶馏出物已被局部冷
却到45℃）冷凝，并被（G-6815/6816）两台中一台泵送出，用于以下几种用途（除了FC
塔回流的情况以外，软化水也能作为备用水源）：
FC塔的回流（回流速率的控制是通过控制FC塔烟囱塔盘上液体温度来实现的）。
换热器E-6831中作为MEG产品的冷却剂。
CO2再生/闪蒸塔（C-6305）中的吸收液，用于除去杂质。
作为EO汽提/重吸收塔（C-6404）的洗涤水补充。
作为工艺水罐（C-6701）的补充水。
FC塔冷凝器尾气送到FC塔的真空装置（V-6819）。蒸汽喷射进真空装置使FC塔顶部保
持大约14.545kPa（a）的压力。FC塔的压力是通过调节送到第一级喷射气流中的补充氮气
量来控制的。如果塔的压降变得太大（2.55kPa），这时就需要减少塔的进料。该真空装置由
带有中间冷凝器和后冷凝器的两级真空喷射系统组成。
MONO塔（C-6821）包括三层装有填料的床层。进料是在底部填料段的上方进入塔内的。
MONO塔是设计用于生产聚酯级乙二醇的。PEEG产品是在顶部填料段的下方被分离的，
并流到乙二醇塔侧线聚集罐（C-6866）。受液器中部分物料由（G-6833/34）两台中一台泵返
回到MONO塔作为一侧回流，其余部分送到产品贮罐（产品流速控制C-6866的液位）。通过
设定FC塔釜液在MONO塔的进料速率（这样能确保塔保持必须的流量），以控制MONO塔的
PEEG回流量。如果PEEG生产线上的监测器测出DEG的量超过设定值，PEEG回流能自动调节
补偿。如果产品中DEG超过出售规格允许，不合格产品将被送入粗乙二醇储罐（D-6870）。
经过板框换热器（E-6831/6832）冷却到40℃的PEEG被送入产品储罐。在换热器E-6831中，
FC塔顶物料作为冷却剂，将PEEG产品的温度从128℃冷却至46℃。在换热器E-6832中，
冷却水将PEEG产品的温度冷却至最终的40℃。
MONO塔冷凝器（E-6823）安装在MONO塔的垂直顶部，并用FC的侧液流来冷却。为了
调整塔顶液体和气体的量，FC塔侧液流将被相应的调整。从MONO塔冷凝器来的冷凝液（饱
和）将回流到MONO塔，其中一小部分（头馏份）被循环回到FC塔或者PGU（通过C-6861）。
头馏份的流量控制根据已确定的净化需要决定的（任何额外的净化会浪费中压蒸气）。塔顶
循环是为了从体系中除去足够的水来确保MEG产品符合产品规格要求。FC的侧液流将使大
部分、但不是全部的MONO塔的塔顶流出的蒸气冷凝。剩下一部分蒸汽是刻意不冷凝的。未
冷凝的蒸汽中低沸点（相较于MEG）UV吸收杂质的浓度远远高于主要PEEG产品。未被冷凝
的蒸气流到MONO塔尾气冷凝器（E-6824），其冷凝液被排放到真空冷凝罐（C-6861）。
来自E-6824的尾气流到MONO塔真空装置（V-6825）。这个蒸汽喷射真空装置能在MONO
塔的顶部保持大约6.86kPa（a）的压力。MONO塔的压力是通过调节送到第一级喷射气流中
的补充氮气量来控制的。如果塔的压降变得太大（4kPa），这时就需要减少塔的进料。该真
空装置由带有中间冷凝器和后冷凝器的两级真空喷射系统组成。
MONO塔的釜液主要包括原来就进入精制系统所有的DEG，TEG。釜液用泵G-6826输送至DEG
塔（C-6851）。釜液还能被泵G-6827输送至粗乙二醇贮罐（D-6870）回收乙二醇，期间通过
粗乙二醇冷却器（E-6730）（例如在开车/停车期间）。
MONO塔底的液位是用节流方法调节釜液的流量来控制的。MONO塔的底部填料床上的温
度和压力（结合它们用来成分计算）是用节流方法调节流到MONO塔再沸器（E-6822，降膜
蒸发器）的中压蒸汽的流量来控制的。当指示器表明在塔的底部发生分解时，提供高温连锁，
对高温的响应是切断流到MONO塔再沸器的蒸汽。
DEG塔（C-6851）包括装有填料的三个床层。塔的进料来自MONO塔，含有大约96wt％
的DEG、0.2wt％的MEG和3.8wt％的TEG。进料是在底部填料段的上方和收集来自上面液体
的烟囱塔盘的下方进入塔内的。
DEG塔设计用来生产高纯度的DEG。DEG产品是在顶部填料段的下方被分离的，并成为
液体从烟囱塔盘（-6851K）侧面流下。产品用两台中的一台泵（G-6858/59）从塔内输送出。
其流量通过调节DEG塔冷凝器（E-6853）的回流比来控制。并提供MEG和TEG杂质的在线分
析仪表。如果分析器检测出产品中的MEG含量高于设定值，FC塔的循环量将被加大，因此
应相应减少回流量和DEG的产出量。如果MEG和/或TEG超过销售产品规格允许，不合格产
品/产品将被送到粗乙二醇贮罐（D-6870）。DEG产品在送到贮罐之前要用冷却水换热器
（E-6857）进行冷却，其温度从158.5℃被冷却到40℃。
DEG塔内部的冷凝器（E-6853）垂直安装于DEG塔的顶部并用冷却水作为冷却剂。DEG
塔的冷凝液（饱和）大部分都回流到塔内，有一小部分（头馏分）去FC再循环，或是（经
过C-6861）送到PGU。头馏份切割的流量控制依据是DEG产品中MEG含量的需要。这种塔顶
馏出物再循环的目的是从系统中去除足够的MEG，以确保DEG产品符合规格标准。冷却水会
冷凝大部分，但不是全部的DEG塔顶馏出蒸汽。剩下一部分蒸汽是刻意不冷凝的。未冷凝的
蒸汽中低沸点杂质的浓度远远高于主要DEG产品。未被冷凝的蒸气流到DEG塔尾气冷凝器
（E-6854），其冷凝液被排放到真空冷凝罐（C-6861）。
来自E-6854的尾气流到DEG塔真空装置(V-6846)。这个蒸汽喷射真空装置能在DEG塔
的顶部保持大约3.92kPa（a）的压力。DEG塔的压力是通过调节送到第一级喷射气流中的补
充氮气量来控制的。如果塔的压降变得太大（1.275kPa），这时就需要减少塔的进料。该真
空装置由带有中间冷凝器和后冷凝器的两级真空喷射系统组成。
DEG塔的釜液在正常操作情况下含有大约50/50wt％的DEG/TEG，在生产纯EO的情况下
含有大约40/60wt％的DEG/TEG（在生产纯EO的情况下，DEG塔的设计是为了将DEG产量最
大化）。DEG塔釜液受DEG塔底部温度控制。一部分塔的釜液用（G-6856/60）两台中一台泵
输送至PGU精制塔（C-6221）使MEG回收最大化，或在PGU精制塔不操作的情况下输送到粗
聚乙二醇储罐（D-6917）。如有必要，釜液还会被送入粗乙二醇储罐（D-6870）作为回收（例
如开车期间）。C-6221的物料回流到DEG塔是有可能的。压力微分变送器（PDT-6851-16/17）
检测出通过节流孔板（FO-6851-20）后的压降。在釜液最小操作流速下，通过节流孔板的压
降至少为17.65kPa。如果压降小于9.8kPa，阀门（HV-6851-18）将自动关闭。这种方法用
于防止物料从C-6221回流。
DEG塔底部的液位是用节流釜液的方法来控制的。DEG塔底的温度是用节流到DEG塔再
沸器（E-6852，降膜蒸发器）的中压蒸汽的方法来控制的。为了防止在塔的底部产生分解反
应，提供有高温连锁。对高温的响应是切断送到塔再沸器的蒸汽。最小流量警报/连锁也应
用于DEG塔，可用来避免塔中盐的积累。
真空冷凝液罐（C-6861）收集MONO塔、DEG塔的排放冷凝液，并收集三个真空装置（V-6819、
V-6825和V-6846）的真空冷凝液。通过节流调节从真空冷凝液罐输送至PGU储罐（D-6240）
（用G-6862/6865两台中的一台泵）的凝液量，以控制C-6861的液位。
5.6 EO贮存和槽车装料——69单元
5.6.1EO贮存和槽车装料
5.6.1.1概述
环氧乙烷（EO）装置向69工段——EO贮罐和槽车卸载工段提供纯EO。EO贮罐提供稳
态纯EO产品并分批装入槽车中。为了满足天津石化公司贮存要求，提供两个贮罐。一个槽
车装料区能提供20,000kg/hr的装料量。
5.6.1.2详细描述
从EO精制单元来的纯EO产品经过EO产品冷却器E-6433，温度为10℃，设计流量为
5,000kg/hr。5℃的冷冻盐水（45wt％乙二醇，55wt％水）作为EO产品冷却器的冷却剂。盐
水比工艺物料的压力低，这是为了避免因为管道泄漏事故污染EO产品。
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从EO精制单元来的EO被贮存到447m（118,000加仑）EO贮罐C-6942或C-6946。单
壁贮罐的材料为碳钢，设计压力和设计温度分别为7kg/cm2（100psig）和125℃。贮罐的尺
寸为4572mm（15’）D×28,956mm（95’）L。贮罐置于斜坡上，并在一个带有拱顶的方形
钢筋混凝土结构中，用一种聚合填料覆盖。拱顶作为备用溢出容器。用填料覆盖是恶劣天气
情况下的保护措施。所有的临界阀门和仪表都能在罐顶就近操作。贮罐向污水池顺斜以便于
放净，并间歇吹扫任何可能沉淀的少量聚合物。EO贮罐区还装备有可燃气体监控器、喷水
和火灾水位监控器。
运用氮气补充和放空的方法将贮罐的压力控制在3.2kg/cm2（45psig）。在69工段EO
贮存和槽车装料工段中设有一个专门的氮气缓冲罐（C-6960）和回流保护装置，用来避免因
工艺事故、连接不当或者其它事故引起的外来杂质进入体系。所有的放空和放净都配备
Cajon装置来帮助氮气吹扫。配备氮气加热器E-6947是为了更彻底的吹扫。配备有逆流保
护的EO贮罐放空气体被送入操作压力为2.5kg/cm2（35psig）尾气洗涤塔C-6955。
经过EO贮罐冷却器E-6945和E-6949的冷却，贮罐能保持-5℃的温度。向EO贮罐冷却
器供应的盐水（45wt％乙二醇，55wt％水）在EO贮罐冷却装置V-6950的冷却下温度为-20℃。
盐水的压力比工艺物料小，这是为了防止在管道泄漏事故中EO产品的污染。EO配送泵G-6943
和G-6948及其备用泵G-6944连续从EO贮罐C-6942和C-6946循环EO产品通过EO贮罐冷
却器，从而使EO产品冷却到-10℃。在EO产品不符合产品规格或者发生污染事故的情况下，
要将EO贮罐放空，EO也能被送回EO提纯塔C-6430.。
接着贮存的EO被EO配送泵G-6943、G-6944或G-6948输送至槽车装料，槽车的装料温
度为-10℃，覆盖压力为6kg/cm2（85psig）。EO槽车装卸设施没有支撑设施；卡车罐内必须
只有氮气和EO，否则不允许装车。槽车装料工段配有装料器。能提供高液位、高压和高温
隔离的槽车装料。装料槽车的放空气与EO贮罐的放空气混合被送入EO尾气洗涤器C-6955。
槽车放空气缓冲罐C-6961是为避免槽车满溢事故而提供进一步保护的装置，通过该装置EO
也能返回EO尾气洗涤塔C-6955处理。
蒸汽通过操作压力为2.5kg/cm2（35psig）的填料塔与来自再吸收塔水冷器E-6446的
40℃水接触，EO尾气洗涤器C-6955能除去贮罐和槽车放空气中大部分的EO。包含小于1wt％
的EO釜液通过EO尾气洗涤器泵G-6957或其备用泵G-6958被输送回EO回收塔C-6404。EO
尾气洗涤器的塔顶馏出物被排入废气总管，塔顶馏出物主要由氮气，2mol％含有极少量EO、
乙醛和其它杂质的含量为2mol％的水组成。在废气总管不可用的情况下，为了缩短操作周
期，EO尾气洗涤器塔顶馏出物被直接排入大气。在EO尾气洗涤器不可用的情况下，例如装
置停车例行检查，EO贮罐和槽车装料的放空气被直接排入废气总管。因为这种放空气可能
含有超过10mol ％的EO，故不能直接排入大气。
工艺冷冻单元V-6440向下列装置提供5℃盐水（45wt％乙二醇和55wt％水）：
EO产品冷却器E-6433
精制塔尾气冷凝器E-6220
5.6.2乙二醇储罐（D-6912/D-6913）
从乙二醇回收单元来的MEG产品经乙二醇塔产品冷却器（E-6831，E-6832）后送入乙二
醇产品储存单元的储罐（D-6912/D-6913）。当储罐液位达到85％时，进料切入到另一个储
罐。产品不断循环并从满罐中进行采样。如果产品合格，则用泵送入MEG成品罐。如果产品
不合格，则送入乙二醇原料罐（D-6870）回收。产品质量将由安装在罐上的在线分析仪进行
实时监控。分析仪将提供UV、水、羰基和产品成分的含量报告。
二个MEG储存单元的储罐罐容均按装满系数85％时可储存24小时内生产MEG产品的总
量加6％富裕量来设计的。罐材质为碳钢，内部刷涂料。罐设计压力为0.6kPaG。每个罐均
设氮封。由减压设施将氮气压力从0.7MPaG降至合适的氮封压力。放空阀设在0.4KPaG用以
超压时将过量的氮气排向大气。
两罐各设有一台泵（G-6915,G-6916）。每泵管线连通，可互为两罐备泵使用。每台泵均
能将一台MEG储罐于8小时内排空。各罐内物料均能送至MEG成品罐、乙二醇原料罐并能循
环回单元储罐。循环流率限制在排罐流率的10％。所有泵体与介质接触的部分材质为不锈
钢。与泵系统相关的所有管线均采用304L不锈钢。
5.6.3二乙二醇储罐（D-6921/D-6922）
从乙二醇回收单元来的DEG产品经二乙二醇塔产品冷却器（E-6857）后送入二乙二醇产
品储存单元的储罐（D-6921/D-6922）。产品质量将由安装在罐管线上的在线分析仪进行实时
监控。分析仪将提供MEG、DEG和TEG的含量报告。不合格产品送入乙二醇原料罐（D-6870）
回收。
二个DEG储存单元的储罐罐容均按装满系数85％时可储存48小时内生产DEG产品的总
量加6％富裕量来设计的。罐材质为带涂层的碳钢。罐设计压力为0.6kPaG。每个罐均设氮
封。由减压设施将氮气压力从供氮压力0.7MPaG降至合适的氮封压力。放空阀设在0.4KPaG
用以超压时将过量的氮气排向大气。
两台DEG储罐各设有一台泵（G-6923,G-6924）。每泵管线连通，可互为两罐备泵使用。每台
泵均能将一台DEG储罐于4小时内排空。各罐内物料均能送至DEG成品罐、乙二醇原料罐并
能循环回单元储罐。循环流率限制在排罐流率的10％。所有泵体与介质接触的部分材质为
不锈钢。与泵系统相关的所有管线均采用304L不锈钢。
5.7蒸汽和凝液——81单元
5.7.1装置高压蒸汽3.57MpaG(表压)
此蒸汽从外部引入。此蒸汽是EOEG工艺包括EO反应器预热的主要蒸汽源。正常操作期
间，此蒸汽要降压和减温至EOEG装置内部的中压蒸汽总管1.6Mpa，以便工艺其他部分使用。
5.7.2 EOEG装置内部的中压蒸汽1.6MpaG (表压)
EOEG装置使用的蒸汽大部分为中压蒸汽。此蒸汽来源于工艺系统及装置引入的高压蒸
汽。工艺过程产生的蒸汽来自于环氧乙烷反应器（E-6101）和汽包（C-6130）的产气。
5.7.3 EOEG装置内部的低压蒸汽0.7MpaG（表压）
大部分的低压蒸汽由中压凝液闪蒸罐（C-8128）产生。低压蒸汽的平衡由外部中压蒸汽
总管（1.0Mpa）控制。
5.7.4中压凝液
中压凝液来自中压蒸汽用户。注意：一些中压蒸汽用户不返回凝液或将凝液回送至低压
凝液总管。中压凝液与从中压蒸汽总管收集来的凝液一起进入中压闪蒸罐（C-8128）。此闪
蒸罐产生的蒸汽进入低压蒸汽总管，凝液则经过E-6109送至低压闪蒸罐（C-8110）。
5.7.5低压闪蒸蒸汽和凝液
低压凝液来自低压蒸汽用户。来自于低压用户的凝液与从低压蒸汽总管收集来的凝液一
起进入低压闪蒸罐（C-8110）。低压闪蒸罐的压力由欲排放至大气的过量蒸汽来控制。罐内
的凝液进入凝液泵（G-8117/18）并由此泵增压，它要么在本单元内作为输送的冷凝液物流
重复使用，要么作为返回凝液送出本单元。闪蒸罐的凝液应分析其中的总有机物、PH值和
电导率。如果凝液不合格，返回的凝液应该转送至常压闪蒸罐（C-8107）。常压闪蒸罐的出
口物流应进入废凝液冷却器（E-8127），然后至装置排污口。在凝液不合格期间，冷凝液用
户和热凝液用户将继续使用此凝液作为水源。
为确保凝液系统总有水源，特别是在开车阶段，低压闪蒸罐（C-8110）要补充高压锅炉
给水。正常情况下，至C-8110的锅炉给水无流量。
5.7.6至C-8107的凝液和排污
至常压闪蒸罐（C-8107）的凝液有着不同的来源。主要来源来自正常操作期间（连续排
污）和开车条件下（间歇排污）环氧乙烷反应器（E-6101）和反应器冷却剂分离器（C-6130）
（汽包）。这些物流均进入常压闪蒸罐（C-8107）。此罐排出的凝液经过冷却器（E-8127）送
至装置排污口。其它凝液如果在非正常操作期间（诸如蒸汽总管预热阶段）被污染或者是不
满足内部要求，也可以排放至C-8107。
5.7.7冷凝液
冷凝液指凝液泵（G-8117/18）送出的且经过换热器（E-8101）冷却后的凝液。总管压
力取决于泵出口压力。它通常用于泵的密封、仪表反吹、公用工程站、化验室以及清洗物流。
它还可以用于一些需要清洁冷却水的间歇用户。
5.7.8高压冷凝液
高压冷凝液指冷凝液冷却器（E-8101）下游冷凝液总管收集的凝液。这股凝液经过高压
冷凝液泵（G-8125/26）增压后，送至CO2吸收塔/洗涤塔（C-6301）和一些泵的密封。
5.7.9泵送热凝液
此热凝液指凝液泵（G-8117/18）送出的凝液。此凝液总管的运行压力就是凝液泵的出
口压力。热凝液用作碳酸盐配制槽（D-6306）的加热介质。D-6306返回的热凝液进入低压
闪蒸罐。热凝液也能用于公用工程站以及仪表反吹。
5.7.10 高压锅炉给水
脱盐水从外界引入装置并主要用于EG部分做补给水。引入装置的一部分脱盐水用作高
压锅炉给水，供给环氧乙烷反应器（E-6101）。锅炉给水（如上所述）也会间歇的用于凝液
系统。
锅炉给水（BFW）和脱氧系统包括三台锅炉给水泵G-8114、G-8115和G-8116，一个脱
氧器C-8108以及三套化学添加剂注入单元。
在正常操作期间，BFW泵是两用一备。将备用泵保持在备用模式下以便当检测到BFW总
管压力低时可以在现场自动启动或由DCS系统远程启动。
脱氧器的作用是除去不凝气并加热锅炉给水。脱氧器包括两部分：顶部脱氧或汽提段利
用低压蒸汽除去不凝气，而底部仅仅是作为贮罐以保证足够的操作液位。
三套化学添加剂注入单元是单独的成套设备—Y-8119、Y-8121和Y-8123，用现场被调
整过的计量泵以特定的水质要求条件来提供适量的化学添加剂。泵可以在现场起动或者由
DCS远程起动。
5.8闭路循环水系统——82单元
工艺当中产生的热量通过冷却水移走。冷却水从外界供给。由于所提供冷却水的压力和
质量不能满足EOEG装置约20%到30%的冷却水用户，所以需要指定一个小的闭式回路系统。
闭式回路水系统包括一个补充水罐（C-8221）和两个水泵（G-8222/23）（一开一备）。如果
闭式回路系统的供给压力下降，备用泵会自启。补充水罐能够提供将冷却水送至位于不同标
高换热器所需的水力静压头，然而泵可用于将水在上水总管与回水总管间进行循环，除此之
外它还能克服管线的磨擦损失。闭式回路循环使用界区内产生的冷凝液作为冷却水介质。因
为闭式回路循环无蒸发或排污损失，因此一般情况下不需添加补充水。换热器E-8224能够
将热量转移给冷却水，从而移出闭式回路系统的热量。
5.9公用工程及碱液配送——83单元
5.9.1碱的供给
碱是从外界供给EOEG装置的。碱通过管道输送到碱储罐（C-8312）当中，再通过泵
（G-8352/53）送至碱液用户。这些泵（一台做备用）将碱液循环通过一个增压循环回路，
然后各用户再从这个循环回路当中抽碱。
碱罐位于一处带围堰的区域。碱罐周围的混凝土应该涂上一层防腐材料。
5.9.2甲烷
低压甲烷从外界供给环氧乙烷乙二醇（EOEG）装置。由于供给压力太低而不能注入系统，
所以要使用甲烷压缩机（K-8331）来对其进行增压。
K-8331来的高压甲烷提供给61部分作为致稳气，提供给仪表用于反吹，提供给循环气
压缩机（K-6116）内侧密封，提供给受保护的低压用户以及专用低压用户。专用高压氮气作
为其备用气源。
5.9.3高压氮气（保护用低压氮气）
中压氮气从外界供给EOEG装置。由于供给压力太低而不能注入系统，所以需要氮气压
缩机（K-8310）为其增压。K-8310的供应管线是专用管线，并与一般的氮气公用工程总管
分开。专用高压氮气采用计量供给并提供给环氧乙烷乙二醇（EOEG）装置的各用户。最大的
间歇用户是开车期间61部分的用户，和高压氮气用作高压甲烷备用气源时候。
5.9.4公用工程氮气
公用工程氮气从外界提供而且计量供给EOEG装置。低压公用工程氮气主要用于储罐氮
封，也用于仪表、K-6116外侧密封，以及公用工程站。低压氮气总管压力低的时候，系统
会报警。
5.9.5仪表风
仪表风从外界提供而且计量供给EOEG装置。
5.9.6工厂风
工厂风由外界供给。工厂风提供给公用工程站、搅拌器、和一些气动工具。工厂风的用
量一般很小，不进行计量。
5.10乙烯膜回收单元