1、苯乙烯裝置工藝流程敘述一、乙苯工藝流程簡述本工藝包設計的乙苯裝置界區內包括烴化反應系統（亦稱烴化反應系統）、苯回收系統、乙苯回收系統、多乙苯回收系統、烷基轉移反應系統（亦稱反烴化反應系統）。為解決反應器在再生時停產影響，也是為了規避放大風險，烴化反應系統設計成反應器R-2101A/B、加熱爐F-2101A/B、換熱器E-2101A/B；E-2102A/B；E-2103A/B兩套并聯操作。來自罐區的新鮮苯、油水分離器的回收苯、精餾工段回收的循環苯在T-2201苯回收塔匯合，用苯循環泵P-2201A/B泵入苯進料氣化器E2101A/B的殼程，管程的高壓蒸汽將其加熱而氣化，氣相苯分別進入兩套苯換熱器

2、E2103A/B的殼程，與管程的高溫反應器出料換熱而被過熱。過熱后的苯被分成兩股：主苯流和急冷苯流。主苯流進入反應器進料加熱爐F2101A/B被加熱到反應溫度，進入烴化反應R-2101A/B。界區外的原料乙醇用乙醇進料泵P-2101A/B加壓，進入工藝水換熱器E-2204，與苯塔回流罐底部排出的油水混合物換熱回收熱量，溫度升至接近泡點，導入E-2102A/B乙醇蒸發器，用高壓蒸汽將其氣化，分段進入兩臺并聯的烴化反應器。在R2101A/B中，乙醇發生脫水反應生成乙烯與水蒸汽，繼而苯和乙烯發生烴化反應，生成乙苯及少量二乙苯、多乙苯等。為穩定反應器的溫度，每段催化劑床層之間都有與進料乙醇蒸氣相混合的

3、急冷苯進入，使反應溫度在適當范圍內。反應器出料依次通過苯換熱器E2103A/B管程和苯回收塔再沸器E2201管程被冷卻后，便進入苯回收塔T2201進行精餾分離。T2201塔頂餾出苯、水和輕組分尾氣，塔底則采出粗乙苯。罐區來的新鮮苯用新鮮苯泵P2302A/B加壓后通過乙苯/苯換熱器冷E-2208與來自乙苯塔回流泵的產品熱乙苯換熱，進入苯塔回流罐V2201，補充回流罐的液位。苯塔回流泵將回流罐的一部分苯打入T2201塔頂。T2201塔底采出的粗乙苯則送至乙苯回收塔T2202進一步加工。在T-2201塔頂共沸餾出的水冷凝進入回流罐V-2201，由于高溫下苯與工藝水有乳化現象，將大部分是水的乳化液從回

4、流罐底部導出，與乙醇進入反應器的量按1:1的比例排入工藝水換熱器E-2204B管程，將熱量交換給進料乙醇，然后進一步進入工藝水冷卻器E-2205殼程，用循環水冷卻到40-15消除乳化現象，進入油水分離系統，分出的工藝水經汽提脫苯后作為廢熱回收系統的補充水，苯則回用。苯塔回流罐V-2201導出的氣相進入苯塔尾冷器，將水蒸汽與苯進一步冷凝下來，凝液自流到V-2201底部乳化液導出管，不凝氣則通過苯塔的壓力控制排放到反烴化加熱爐F-2102進口，進一步利用回收其中的乙烯與苯。在乙苯塔T2202中，塔頂氣在乙苯塔冷凝器E2207管程被軟水冷凝，進入乙苯塔回流罐V2202。一部分作為回流液打回T2202

5、，另一部分熱乙苯通過乙苯/苯換熱器E2208將熱量傳給來自罐區的新鮮苯，作為本單元的精制乙苯產品而輸往苯乙烯單元或罐區，E2202中的軟水則被蒸發成低壓蒸汽送苯乙烯工段綜合利用。T2202塔底采出物送入多乙苯（PEB）回收塔T2203實現精餾分離。可循環組分二乙苯由T2203塔頂餾出，通入PEB回收塔冷凝器E2211管程，同殼程的水換熱而被冷卻冷凝。冷凝液在PEB回流罐V2203中實現汽/液分離。二乙苯被泵送到F2102導入反烴化反應系統進行烷基轉移反應以增產乙苯。由V2203析出的不凝氣則被PEB塔真空泵P2206A/B抽吸，從而使二乙苯回收塔T2203實現真空操作。T2203塔底產物多乙苯

6、殘油送至界外。由二乙苯回流泵P-2205A/B排出的二乙苯與來自E2208的新鮮苯匯合 ，一同進入反烴化加熱爐F2102對流段預熱，先后進入反烴化加熱器E2104A與反烴化換熱器E2104B，被中壓蒸汽完全氣化，并回收反烴化出料熱量，返回F2102對流段，被進一步加熱到反烴化反應溫度，再被導入反烴化反應器R2102。在R2102中，PEB同苯發生烷基轉移反應，生成乙苯。R-2102的出料先后通過反烴化換熱器E2104B的管程和反烴化反應器出料蒸汽發生器E2105的管程而被冷卻冷凝，進而被導入反烴化產物閃蒸罐V2205。在V2205中，比苯更易揮發的組分從罐頂頂氣相口逸出，經尾冷器E2215冷凝

7、冷卻后，排出系統。苯和比苯更重的組分（乙苯、多乙苯等）則由V2205罐底排出，用閃蒸罐底泵P2207送到苯回收塔T2201。催化劑再生：考慮切換方便與節省電能，不設置專門的再生氣加熱爐，催化劑再生系統的再生氣加熱爐即苯加熱爐F2101A/B與反烴化加熱爐F2102。再生氣熱交換器即E2103A/B與E2104A/B。本工藝中無論烴化反應器還是反烴化反應器，當催化劑因結焦而減活或失活后，都可以進行反應器體內燒焦再生。催化劑再生的方法是由氮氣和工業風（空氣）按規定的比例配制成再生氣，在一定溫度和壓力下流經催化劑床層。因長期運行而結焦并失活的烴化催化劑或烷基轉移催化劑上的焦碳和（或）焦油接觸再生氣后

8、發生氧化反應（燃燒）生成CO2或（和）CO，催化劑在燒掉結焦后便在一定程度上恢復活性。再生時，通過調節再生氣中O2含量，嚴格控制燒焦過程催化劑床層的峰值溫度。這里再生氣是通過再生氣循環壓縮機C2101 循環使用，以節省氮氣。返回的再生氣通過換熱器回收熱量后，進入再生氣冷卻器E2106 將溫度冷卻到C2101 能接受的程度，并在再生氣緩沖缸V2101 分離除去燒焦油產生的冷凝水，返回C2101。用再生氣壓力調節系統將多余的再生氣排出。二、脫氫工藝流程簡述 1、脫氫反應部分（1）乙苯蒸發及脫氫部分:來自0.35MPa蒸汽管網的蒸汽經主蒸汽分液罐(V-2301)分液后進入蒸汽過熱爐(F-2301)A

9、室，加熱到836后進入第二脫氫反應器(R-2302)頂部的再熱器，出來的蒸汽降溫至604進入蒸汽過熱爐(F-2301)B室，加熱至815后進入第一脫氫反應器(R-2301)底部的混合器。來自中間罐區的新鮮乙苯與來自苯乙烯分離部分的循環乙苯混合后，再與來自0.35MPa蒸汽管網的蒸汽按照最低共沸組成控制流量進入乙苯蒸發器(E-2304)殼程。乙苯蒸發器(E-2304)管程用0.35MPa蒸汽作為熱源，蒸發溫度95。從乙苯蒸發器(E-2304)出來的乙苯/水混合物蒸汽經過熱器(E-2301)回收脫氫產物熱量達到500左右后進入第一脫氫反應器(R-2301)底部的混合器與蒸汽過熱爐（F2301B）的

10、過熱蒸汽混合溫度達627，壓力54kPa(A)立即進入。第一脫氫反應器(R-2301)催化劑床層，乙苯在負壓絕熱條件下發生脫氫反應。由于乙苯脫氫反應為吸熱反應，第一反應器流出物溫度降至547。出料經第二脫氫反應器(R-2302)頂部的再熱器（E-2300）加熱至632后進入第二脫氫反應器(R-2302) 催化劑床層。實現第二階段負壓絕熱脫氫反應。乙苯分別經歷了在R-2301和R-2302中完成的二個階段絕熱脫氫反應后，溫度為583的反應產物從R-2302中排出，首先進入（乙苯）過熱器(E-2301)管程，同殼程的進料乙苯換熱后，降溫至347后進入低壓廢熱鍋爐(E-2302)的管程，加熱殼程的鍋

11、爐給水，在殼程產生350KpaG蒸汽反應產物自身溫度便降至160，并進入低低壓廢熱鍋爐 (E-2303)的管程。由于E-2303處于較低的壓力下，絕壓緊29Kpa，自E-2303流出的溫度降至120的反應產物仍呈氣態，被導入下游的工藝凝液處理系統及尾氣處理系統作進一步加工。中壓廢熱鍋爐(E-2302)產生0.35MPa飽和蒸汽經汽包(V-2303)送0.35MPa蒸汽管網，低壓廢熱鍋爐(E-2303)產生0.04MPa飽和蒸汽送0.04MPa蒸汽管網。由低壓廢熱鍋爐(E-2303)出來的脫氫產物壓力29kPa(A)，同尾氣處理系統解析塔（T-2303）塔頂排出的氣流匯成的物流，進入急冷器（X-

12、2301）。在此噴入溫度為51左右的急冷水，同氣流發生直接接觸換熱，反應產物氣流被急驟冷卻到69左右（仍呈氣態），從急冷器（X-2301）流出，繼而進入主冷凝器(E-2305)的管程，被冷卻到54（呈氣、液兩相），并實現分離。主冷器（E-2305）冷卻后的氣體同來自氣提塔冷凝器(E-2307)殼程的氣態物流匯合并導入后冷器(E-2306)殼，被管程的冷凍水進一步冷卻到38左右，可冷凝組分被進一步冷凝下來，未冷凝的尾氣則排向尾氣處理系統。主冷凝器(E-2305)排出的凝液同后冷器(E-2306)排出的凝液匯合，并集合其它物流，混合液溫度約為51，進入油水分離器(V-2305)實現脫氫液同水的分離

13、。油水分離器(V-2305)頂部設置管線同主冷器（E-2305）管程氣體出口管線連通，使油水分離器(V-2305)釋放出來的不凝性氣體得到排放，并借此達到壓力平衡，以便于物流進入油水分離器(V-2305)。（2）工藝凝液處理及汽提部分:進入油水分離器(V-2305)的液體溫度51，分層后上層油相為脫氫液，經擋板流入油相收集室由脫氫液泵(P-2301)送往苯乙烯分離部分的粗苯乙烯塔(T-2401)。或輸送至脫氫液儲罐。下層水相為含油工藝凝液，由冷凝液泵(P-2302)輸送，經過聚結器(V-2312)，進一步實現油/水分離。所得油相工藝凝液由聚結器（V-2312）頂部溢出，返回油水分離器(V-23

14、05)；所得水相工藝凝液自聚結器（V-2312）底部排出，一部分凝液進入急冷器（X2301）另一部分凝液經過過濾器，進入汽提塔冷凝器(E-2307)的管程與殼程溫度為77左右的氣提塔頂氣換熱，繼而進入混合器（X-2302），同350KPaG蒸汽直接混合升溫至77左右后作為汽提塔進料進入汽提塔(T-2301)頂部。汽提塔(T-2301)是一座篩板塔。它的底部通入的是40KpaG的低低壓蒸汽，通過水蒸氣的氣提作用，脫除自塔頂流下的工藝凝液中的烴類物質。由該塔塔頂排出溫度為77左右的烴-水蒸汽混合物在汽提塔冷凝器（E-2307）中同汽提塔進料換熱而被冷卻冷凝，所得71左右的冷凝液返回油水分離器(V-

15、2305),未冷凝的氣體同主冷器（E2305）管程排放的未冷凝氣體匯合成的物流進入后冷器（E2306）.汽提塔塔底溫度為82左右的約為61.5t/h工藝凝液從塔底排出，經汽提塔釜液泵P-2303增壓后，進入工藝水處理器（V-2306A/B）加以處理，大部分作為鍋爐給水排至界外，小部分則進入工藝凝液冷卻器（E-2308）的殼程，經冷卻水冷卻后，進入尾氣壓縮機（C-2301）作為噴淋水。汽提塔（T-2301）處于負壓操作工況，其負壓由尾氣壓縮機（C-2301）產生。投料試車期間C-2301尚未啟用時，負壓則由開車用噴射泵（P-2307）產生。（3）尾氣壓縮機吸收部分:進入壓縮機吸入罐(V-2307

16、)的脫氫尾氣由尾氣壓縮機(C-2301)抽吸，經壓縮升壓至60KPaG進入壓縮機排出罐(V-2310)切除水分，不凝氣經尾氣冷卻器(E-2309)及（E-2310）冷卻后進入吸收塔(T-2302) 下部，吸收塔(T-2302)頂用來自吸收劑冷卻器(E-2311)的貧油洗滌，吸收塔(T-2302)釜液由吸收塔塔釜泵(P2305)輸送經吸收劑換熱器(E-2312A/B)回收熱量后進入解析塔(T-2303)頂部，在解析塔底部通入40KPaG蒸汽。吸收塔釜液經過汽提解析后變為貧油，由解析塔塔釜泵(P-2306)輸送經吸收劑換熱器(E-2312A/B)回收熱量和吸收劑冷卻器(E-2311)冷卻后進入吸收

17、塔(T-2303)頂部。解析塔頂氣體去主冷凝器(E-2305)。另外需要注意由于C-2301排出的粗氫氣中含有相當數量的水，這些水會在T-2302塔釜沉積下來，故在T-2302塔釜下端設有沉降區，沉積下來的水排往V-305。2、苯乙烯精餾部分（1）苯乙烯粗餾：來自300號P-2301的脫氫液同來自苯乙烯精餾系統焦油P-2409的循環焦油（內含無硫阻聚劑NSI）和來自NSI輸送泵P-2412的NSI溶液在X-2401處得到混合，并通過一過濾器后進入苯乙烯塔T-2401中上部。T-2401是一座在負壓條件下操作操作的分餾塔，采用金屬規整填料。塔頂操作壓力約為12Kpa，操作溫度約為71；塔底操作壓

18、力約為21 Kpa，操作溫度約為96.脫氫液在該塔中脫除沸點比苯乙烯低的乙苯、甲苯、苯及更輕的組分。這些比苯乙烯輕的組分從T-2401塔頂餾出，進入粗塔冷凝器E-2402殼程，得到的溫度為45左右的凝液排至粗塔回流罐V-2401。然后，用粗塔回流泵P-2402自V-2401中抽出凝液，一部分凝液作為回流液返回T-2401塔頂；一部分凝液作為液環式真空泵P-2402和P-2410的補充工作液；其余排向乙苯回收塔T-2402作進一步加工。粗塔冷凝器E-2402殼程中未冷凝氣體進入粗鹽冷器E-2403,被管程的0度冷凍液進一步冷卻到9度左右，產生的凝液進入臥置的真空泵密封罐V-2404并實現氣液分離

19、，所得凝液通入粗塔回流泵P-2402的進口管線；V-2404中產生的少量尾氣進入尾氣冷凝器E-2422的殼程，經管程的0度冷凍液冷卻后，凝液返回V-2404，而不凝氣則被排放至大氣中。E-2403的殼程的不凝性氣體排向真空泵P-2403的吸入口。P-2403氣液環式真空泵，粗塔餾液是它的工作介質，隨著氣體從P-2403排出，也帶出一部分液體，所以必須在它的呼吸入口補充一定量的新鮮液體。氣-液混合物自P-2403排入真空泵分離罐，實現液體分離。液體同來粗塔回流泵P-2402補充的液體匯合現在一起，經密封液冷卻器E-2405冷卻后，進入真空泵P-2403作為工作介質.V-2405中分離出來的不凝性

20、氣體則排入真空泵密封罐V-2404.以此達到壓力平衡，并通過該的液封，最終排到大氣中。粗苯乙烯塔T-2401塔底溫度約96的釜液苯乙烯和沸點比苯乙烯高的組分通過粗塔釜液泵P-2401抽吸出來，排向苯乙烯精制系統作進一步加工處理.粗苯乙烯塔T-2401塔底帶有一套外置立式熱虹再沸器，它包括粗塔再沸器E-2401和粗塔凝水罐V-2402的設備。釜液在豎置的E-2401管程中被殼程的320Kpa(g)低壓蒸汽回熱,形成汽液兩相混合.借助于從塔底至再沸器的液體與再沸器管程的汽液兩相流混合物之間的重度差實現釜液在塔詆和E-2401之間的自然循環,加熱釜液的低壓蒸汽自E-2401殼程下部排至粗塔凝水罐V-

21、2402,實現氣液分離后,凝水從V-2402底部排放,在臥置的粗塔回流槽V-2403,再同V-2404下端排出的凝水及來自V-2406或V-2410的凝水匯合,最終排到工藝凝液處理系統的油水分離器V-2305進行處理。在P-2401和P2402出口排向下游工序的管線上,分別接出通向不合格料冷卻器E-2404的支線,不合格料經E-2404冷卻后,輸向中間罐區的脫氫液貯罐。（2） 乙苯.甲苯和苯回收：來自上游粗苯乙烯分餾系統粗塔回流泵P-2402的物流進入本系統的乙苯回收塔T-2402中部,T-2402是一座填料塔,在負壓條件下操作,塔頂操作壓力約46320Kpa(a),操作溫度約71;塔底操作壓

22、力約80Kpa(a),操作溫度約117,該蒸餾塔實現乙苯同沸點比它低的苯. 甲苯的分離,其釜液經乙苯回收塔釜液泵P-2413,壓送至脫氫反應系統同原料乙苯匯合后進入乙苯蒸發器E-2304,成為脫氫反應器的進料。乙苯回收塔T-2302塔底設外循環再沸器E-2406,該再沸器的殼程通入230kpa(g)蒸汽，加熱管的釜液。T-2402塔塔頂溫度約80的溜出物進入乙苯回收塔冷凝器E-2408的殼程，同管程的冷卻水換熱而被冷卻冷凝。所獲溫度為40左右的凝液排至乙苯回收塔回流罐V-2406，實現氣液分離。分離出的氣體排到緩沖罐V-2411，凝液返回乙苯回流罐V-2406；乙苯回收塔回流罐V-2406D凝

23、液則經乙苯回收塔回流泵P-2404增壓,然后分成二股:其中一股作為回流液返回至乙苯回收塔T-2402塔頂;另一股物流送至罐區.臥置的乙苯回塔回流罐V-2406底部帶有下凸的凝水收集室,當需排入凝水時,凝水將同粗苯乙烯分餾真空系統的真空泵密封液罐V-2404所排放的凝水匯合,然后一同排至工世凝液處理系統的油水分離器V-2305處理,當裝置停車時, 乙苯回收塔T-2402的塔底物料和回流罐V-2406的物料作為不合格料,排至粗苯乙烯分餾系統的不合格料冷卻器E-2404加以冷卻,然后排至中間罐區,在正常操作時,不合格料排放管線中無流量。（3）苯乙烯精餾：本系統接受粗苯乙烯分餾系統的粗塔釜液泵P-24

24、01輸送過來的釜液進行精餾分離等一系列加工處理,獲得本裝置的主產品精苯乙烯,精苯乙烯塔T-2403是一座處于負壓工況的高效填料精餾塔,塔頂操作填壓力約12kpa(a),操作溫度約80;塔底操作壓力約16kpa(a),操作溫度約100,采用金屬規整填料,溫度為96左右的進料粗苯乙烯被導入該塔填料層中部,經精餾操作,所獲塔頂餾出物進入精塔冷凝器E-2410的殼程,同管程的冷卻水換熱而被冷卻冷到44左右面冷凝,其凝液排入立式的精塔回流罐V-2408,實現氣液分離,它收集的液體經精塔回流泵P-2408增壓后分成二股:其一股物流作為精苯乙烯塔T2403的塔頂回流液;另一股物流通過成品過冷器E-2412管程,被殼程的0冷凍液冷卻到5左右,所得物流便成為本工藝的主產品精苯乙烯,并被輸送至罐區,若產品不合格則該股物流