干气制乙苯工艺.doc

第一章乙苯装置工艺流程及生产原理第一节催化干气预解决部分生产原理：乙苯烃化催化剂最怕碱性物质，会导致催化剂失活。而催化干气多采用乙醇胺等碱性物质脱硫技术脱除硫化氢，因此为了防止碱性物质进入烃化反映系统，催化干气一方面要通过水洗。干气中的丙烯会与苯生成丙苯，同时会增长甲苯的生成量，导致苯耗上升增长产品成本，所以需要通过吸取的办法尽也许减少干气中丙烯的含量。工艺流程叙述：催化干气进装置后进入催化干气水洗罐（D-101）。该罐具有两个作用，其一是将催化干气进装置时携带的液体除去，另一作用是用水将携带的MEA除去。罐内设填料一段，罐底设水洗循环泵（P-101A/B），水洗用水循环使用。从催化干气水洗罐（D-101）顶部出来的气体依次进入催化干气换热器（E-101）、催化干气过冷器（E-102）与丙烯吸取塔（C-101）塔顶出来的低温催化干气、冷冻水换热，温度降至15，从底部进入丙烯吸取塔（C-101）。吸取剂从丙烯吸取塔顶部进入与催化干气逆向接触，将催化干气中的丙烯绝大部分除去，从丙烯吸取塔顶部出来的催化干气进入催化干气换热器（E-101）与进塔的催化干气换热回收部分冷量后去反映部分。吸取了丙烯的吸取剂从塔底出来进入贫液富液换热器（E-103）与贫液换热后进入解吸塔（C-102）。解吸塔进料进入解吸塔后，塔顶汽相进入解吸塔顶蒸汽发生器（E-106）冷凝冷却，然后进入解吸塔回流罐（D-102），冷凝下来的液体用解吸塔回流泵（P-103A/B）送至解吸塔顶部，未冷凝的气体从解吸塔回流罐顶部出来后依次进入解吸塔顶冷却器（E-107）解吸塔顶气过冷器（E-108）进一步冷凝冷却，然后进入解吸塔顶分液罐（D-103）进行气液分离，冷凝下来的液体用解吸塔顶凝液泵（P-104A/B）送入解吸塔回流罐（D-102），未冷凝的气体出装置。解吸塔塔底物料用吸取剂循环泵（P-102A/B/C）加压后依次通过贫液富液换热器（E-103）、贫液过冷器（E-104）冷却，返回丙烯吸取塔塔顶循环使用。解吸塔蒸汽发生器（E-106）产0.21Mpa蒸汽，解吸塔底重沸器（E-109）热源为热载体。第二节烃化及反烃化部分生产原理：生成乙苯:C2H4+C6H6=C6H5C2H5在沸石催化剂上存在Lewis酸中心，可以吸附干气中的乙烯分子，生成正碳离子L-CH2CH2+，再与苯进行加成反映生成乙苯。这一反映是可逆反映，但是在反映条件下，正向反映(烃化)比逆反映(反烃化)更有利。烃化反映是放热反映。反映热H=-106.2KJ/mol。生成多乙苯:乙苯可以进一步烷基化生成二乙苯、三乙苯等。如：C6H5C2H5+C2H4=C6H4(C2H5)2（有邻、间、对三种异构体）多乙苯反烃化:在反烃化反映器中，在沸石催化剂上同样存在Lewis酸中心，吸附多乙苯分子生成正碳离子，发生烷基转移反映生成乙苯，并达成稳态浓度。C6H4(C2H5)2+C6H6=2C6H5C2H5生成丙苯和丁苯:干气中除含1030(V)%的乙烯外，还具有少量的丙烯和丁烯，在烃化催化剂上，同样发生烷基化反映，生成同相应组分呈平衡的丙苯（异丙苯和正丙苯）和丁苯（4个异构体：正丁苯、异丁苯仲丁苯和叔丁基苯），C3H6+C6H6=C6H5C3H7C4H8+C6H6=C6H5C4H9生成甲苯:甲苯可以由非芳烃、乙苯和二甲苯生成的，且重要是由丙苯和丁苯之类较高级烷基苯生成的。甲苯在反映器中不易通过脱烷基方法除去。生成二甲苯:在Lewis酸中心作用下，在反映温度下，乙苯可以异构化生成二甲苯，三个二甲苯异构体之间很容易进行异构化，在反映器流出物中它们接近热力学平衡。生成多烷基苯:在烷基化反映器中，烷基苯也也许进一步烷基化生成相应的多烷基苯，如通过下列反映生成同甲苯呈平衡的甲乙苯，C6H5CH3+C2H4C6H4CH3C2H5C6H5CH3+C6H5C2H5C6H4CH3C2H5+C6H6其它一些烷基苯也也许进一步烷基化生成相应的多烷基苯，如乙基异丙苯。二丙苯，乙基二甲苯等。脂肪烃和芳烃的异构化作用都是很容易进行的反映，因此，它们的异构体（如对/间/邻乙基甲苯等）在反映器流出物中是接近热力学平衡的。生成轻组分：这些副产物涉及H2、CO2、C2H6、CH4、N2，以及C3、C4、C5烯烃和石蜡烃。进料原料中杂质是轻组分的重要来源，除此之外，烯烃聚合生成小于C8之类的烃类。NCnH2nCnH2nn生成多环化合物：多环化合物重要是二苯基乙烷和二苯基甲烷（联苯和1.1二苯基甲烷）和它们的衍生物，被称做重组分或高沸物，二苯基甲烷重要是由较高级的烷基苯（丙苯、丁苯等）和苯反映生成的。例如：C6H5C3H7+C6H6C6H5CH2C6H5+C2H6生成二苯基乙烷将更直接，基本上是通过下列烷基化反映进行的：C6H5C2H3+C6H6C6H5C2H4C6H5多环化合物作为多乙苯塔釜液从工艺过程除去。工艺流程叙述：反映部分分为烃化反映和反烃化反映。脱除丙烯后的催化干气分四路进入烃化反映器（R-101A/B）。从分离部分来的循环苯分作两路。其中一路与新鲜苯换热，然后与反映产物换热，最后经循环苯加热炉（F-102）加热至340360后，进入烃化反映器顶部。烃化反映器操作条件为：温度320340，压力0.8MPa（G），苯：乙烯分子比67，乙烯重量空速为0.40.5h-1。从烃化反映器出来反映产物一方面进入反映产物循环苯换热器（二）（E-110），再进入反映产物循环苯换热器（一）（E-111）与烃化反映用循环苯换热。从分离部分来循环苯进入循环苯罐（D-105）后，用循环苯泵（P-106A/B）抽出后分为两路，一路为烃化反映用苯，另一路为反烃化用苯。烃化反映用循环苯先依次通过新鲜苯循环苯换热器（E-115）与新鲜苯换热，然后经反映产物循环苯换热器（二）（E-110）、反映产物循环苯换热器（一）（E-111）换热并汽化至250，进入循环苯加热炉（F-102）。反映产物被冷却至159，然后进入反映产物苯塔进料换热器（E-112）与苯塔进料换热被冷却至127，换热后被冷凝下来的液体用反映产物中间凝液泵（P-107A/B）抽出，与换热后的苯塔进料混合进入分离部分，未冷凝的气体再经反映产物冷凝冷却器（E-113）用循环水冷却至40，被冷凝下来的液体，自流至分离部分的烃化尾气吸取塔（C-103）底部，未冷凝的气体最后进入反映产物冷却器（E-114）用冷冻水冷凝冷却至15，最后自流至分离部分的尾气吸取塔（C-103）底部。烃化反映器设两台，一开一备。从分离部分来的反烃化料与从分离部分来的反烃化用苯进入反烃化反映进料罐（D-106），混合后用反烃化反映进料泵（P-108A/B）升压至4.0MPaG，然后进入反烃化反映进料加热器（E-116）用热载体加热至反映所需温度，最后进入反烃化反映器（R-102）底部，反烃化反映器操作条件为：温度260，压力3.9MPaG，苯：反烃化料重量比68，反烃化料重量空速11.5h-1。从反烃化反映器（R-102）顶部出来的反烃化反映产物降压后进入分离部分的循环苯塔（C-104）。反烃化反映器设一台。烃化催化剂、反烃化催化剂均采用器外再生。烃化催化剂、反烃化催化剂在开工前需要进行活化，活化介质为氮气或净化压缩空气，采用电加热器加热氮气或净化压缩空气。第三节分离部分生产原理：自反映部分来的烃化产物是苯、乙苯、多乙苯、丙苯、非芳等组成的混合物。尾气吸取塔用多乙苯作为吸取剂吸取掉烃化尾气中的重组分，轻组分送出装置。吸取塔底的重组分与反烃化产物进入循环苯塔，将其中的苯回收，返回到烃化反映器和反烃化反映器。非芳塔的作用是从循环苯中的脱除轻非芳烃和低沸点化合物，以防积累，同时回收不凝气中的苯，减少苯耗。乙苯精馏塔的重要任务就是使乙苯产品达成苯乙烯装置所规定的工艺指标，乙苯产品的质量将决定苯乙烯的质量，特别是其中二乙苯的含量不能超过10ppm（wt），以防止在苯乙烯单元中形成难溶的聚合物。为了减少苯乙烯中甲基苯乙烯的含量，设立丙苯塔，以脱除丙苯的同系物。多乙苯塔将反映产物中的二乙苯、三乙苯回收，送到反烃化反映器，与苯反映生成乙苯。为了充足地回收热量，在循环苯塔、乙苯精馏塔、丙苯塔顶设立蒸汽发生器，产生0.21MPa蒸汽。工艺流程叙述：自反映产物过冷器（E-114）来的反映产物进入尾气吸取塔（C-103）底部，在0.575Mpa（G）压力下闪蒸，闪蒸汽相与自上而下的吸取剂逆向接触，将汽相中绝大部分苯及重组分吸取下来后，尾气自塔顶出装置。闪蒸液相、吸取剂及吸取下来的苯等重组分、反映产物冷凝冷却器（E-113）壳侧凝液等液体混合后，自塔底经吸取塔底泵（P-109A/B）压送至反映产物苯塔进料换热器（E-112），加热至127后，与该换热器壳侧凝液混合后进入循环苯塔（C-104）。循环苯塔共有三股进料，一股是从反映产物苯塔进料换热器（E-112）过来的物料，一股是反烃化反映产物，一股是新鲜苯。三股物料在不同位置进入循环苯塔（C-104）后，苯及不凝气从塔顶蒸出进入循环苯塔顶蒸汽发生器（E-117）和循环苯塔顶后冷器（E-133）冷凝冷却后进入循环苯塔回流罐（D-107）凝液所有经由循环苯塔回流泵（P-110A/B）打入塔顶作为回流，未冷凝的气体从循环苯塔回流罐（D-107）罐顶出来后进入脱非芳塔（C-105）作为脱非芳塔进料。循环苯塔侧线抽出循环苯，用循环苯塔侧线抽出泵（P-111A/B）送至循环苯罐（D-105）供反映部分用苯。塔底物料自压至乙苯精馏塔（C-106）。循环苯塔顶蒸汽发生器（E-117）产0.21MPaG蒸汽，循环苯塔顶后冷器（E-133）产120热水，循环苯塔重沸器（E-118A/B）热源为3.5MPaG蒸汽。脱非芳塔进料从底部进入脱非芳塔（C-105），脱非芳塔塔顶气体经脱非芳塔顶冷凝冷却器（E-119）和脱非芳塔顶后冷器（E-120）冷凝冷却，然后进入脱非芳塔回流罐（D-108）进行气液分离，不凝气从脱非芳塔回流罐顶出来进入燃料气分液罐（D-116），液体用脱非芳塔回流泵（P-112A/B）送至脱非芳塔顶部作为脱非芳塔回流。脱非芳塔塔底物流用脱非芳塔底泵（P-113A/B）送至循环苯塔（C-104）或循环苯罐（D-105）。脱非芳塔内置重沸器（E-137）热源采用1.0MPaG蒸汽。乙苯精馏塔进料进入乙苯精馏塔（C-106）后，乙苯从塔顶蒸出，进入乙苯精馏塔顶蒸汽发生器（E-121）冷凝，冷凝液进入乙苯精馏塔回流罐（D-109），经乙苯精馏塔回流泵（P-114A/B）加压后，一部分打入塔顶作为回流，另一部分经乙苯产品冷却器（E-123）冷却至40后送至乙苯产品罐（D-115A/B），然后用乙苯产品泵（P-116A/B）送出装置，合格乙苯送至罐区乙苯罐，不合格乙苯送至罐区不合格乙苯罐。塔底物料经乙苯精馏塔底泵（P-115A/B）加压后分为两路：一路作为丙苯塔进料送至丙苯塔（C-107），另一路作为尾气吸取塔（C-103）的循环吸取剂依次经循环吸取剂反烃化料换热器（E-124）、循环吸取剂冷却器E-125）、循环吸取剂过冷器（E-126）冷却至15进入尾气吸取塔（C-103）塔顶。乙苯精馏塔塔顶蒸汽发生器（E-121）产0.21MPaG蒸汽，乙苯精馏塔底重沸器（E-122）的热源为3.5MPaG蒸汽。丙苯塔进料进入丙苯塔（C-107），丙苯从塔顶蒸出，进入丙苯塔顶蒸汽发生器（E-127）冷凝，冷凝液进入丙苯塔回流罐（D-111），然后经丙苯塔回流泵（P-117A/B）加压后分为两路，一部分打入塔顶作为回流，另一部分由丙苯冷却器（E-129）冷却至40后，送入丙苯罐（D-112）。由于丙苯量很小，生产过程中丙苯馏分送出为间歇操作。塔底物料经丙苯塔底泵（P-118A/B）送入多乙苯塔。丙苯塔顶蒸汽发生器（E-127）产0.21MPaG蒸汽，丙苯塔重沸器（E-128）热源为3.5MPaG蒸汽。多乙苯塔进料进入多乙苯塔（C-108）后，二乙苯、三乙苯等组分从塔顶蒸出，进入多乙苯塔顶冷凝器（E-130）冷凝，冷凝液进入多乙苯塔回流罐（D-113），一部分经多乙苯塔回流泵（P-119A/B）打入塔顶作为回流，另一部分经反烃化料泵（P-120A/B）送入反映部分。塔底物料经多乙苯塔底泵（P-121A/B）送至高沸物冷却器（E-132）冷却至40后，送入高沸物罐（D-114）。由于高沸物量很少，生产过程中高沸物送出为间歇操作。多乙苯塔顶冷凝器（E-130）产热水，多乙苯塔重沸器（E-131）热源为热载体。多乙苯塔为减压操作，从外部漏入系统的空气等不凝气，经多乙苯塔回流罐（D-113）顶部冷却器冷却后，由液环式真空泵（PA-101A/B）抽出排入大气。丙苯罐（D-112）内丙苯馏分由丙苯泵（P-122）间断送出装置，约4天一次。高沸物罐（D-114）内高沸物有高沸物泵（P-123）送出装置，约6天一次。第四节热载体部分生产原理：热载体即导热油，通过热载体加热炉加热后为丙烯解吸塔、反烃化反映器、多乙苯塔提供热源。热载体可以循环运用。工艺流程叙述：热载体进装置后送至热载体罐（D-115），由热载体注入泵送入热载体循环系统。热载体经热载体泵（P-124A/B/C）加压后送入热载体加热炉（F-101）加热到305。分两路送至解吸塔重沸器（E-109）、反烃化反映进料加热器（E-116）作热源。从解吸塔重沸器出来的热载体进入多乙苯塔底重沸器（E-131）作为热源。从反烃化反映进料加热器（E-116）、多乙苯塔底重沸器（E-131）出来的热载体混合返回热载体泵（P-124A/B/C）。热载体循环使用。热载体加热炉为盘管式定型设备。停工或检修时热载体用热载体开停工冷却器（E-134）冷却、氮气压送至热载体罐。第五节热水和冷冻水部分冷冻水从溴化锂制冷机（WCH-101A/B）出来，用冷冻水泵（P-127A/B）加压送至催化干气过冷器（E-102）、贫液过冷器（E-104）、解吸塔顶气过冷器（E-104）、反映产物过冷器（E-114）、脱非芳塔顶后冷器（E-120）、循环吸取剂过冷器（E-126）以及苯乙烯装置，换热后返回溴化锂制冷机（WCH-101A/B）。溴化锂制冷机制冷采用热水制冷。热水用热水泵（P-126A/B）加压送至循环苯塔顶后冷器（E-133）、多乙苯塔顶冷凝器（E-130）两台换热器换热，然后去溴化锂制冷机制冷。剩余热量通过热水冷却器（E-135）用循环水冷却。溴化锂制冷机为两台并联操作。第二章苯乙烯装置工艺流程及生产原理第一节脱氢反映部分生产原理：乙苯在催化剂的作用和620、7590kPaA的条件下发生脱氢反映，化学方程式如下：C6H5C2H5C6H5C2H3+H2反映是可逆吸热反映，反映产物分子数增长，因此高温负压有助于反映平衡向生成苯乙烯的方向移动。蒸汽作为热量的载体加入反映体系中，同时可以起到提高乙苯转化率和苯乙烯选择性的作用。重要的副反映是生成苯和甲苯的反映：C6H5C2H5C6H6+C2H4C6H5C2H5+H2C6H5CH3+CH4在脱氢反映条件下上述的副反映是不可逆的，通常采用控制乙苯总转化率的方法来控制副反映，一般乙苯的总转化率控制在65%，其中第一反映器的乙苯转化率控制在40%为好。高温下由于烃类物质及氢气和水的存在，会发生积碳和相应的水煤气变换反映，通常可以自动“更新”催化剂的表面，克制积碳在可以接受的范围内，不至于影响催化剂的性能。C6H5C2H5=8C+5H28C+16H2O=8CO2+16H2CH4+H2O=CO+3H2CO+H2O=CO2+H2CO2+H2=CO+H2O乙苯中二乙苯的存在会生成极易聚合的二乙烯基苯，会导致空冷器、油水分离器及工艺凝液解决系统堵塞，因此应严格控制乙苯中二乙苯的含量在10ppm以下。乙苯中丙苯的存在会导致生成-甲基苯乙烯，会影响苯乙烯的质量。乙苯中二甲苯的存在会作为惰性组份影响苯乙烯产品的纯度。工艺流程叙述：循环乙苯和新鲜乙苯通过减压控制进入乙苯蒸发器E-304，在100KPaA和98条件下蒸发。由于循环乙苯中有苯乙烯存在，在蒸发温度下极易聚合，为防止聚合物堵塞，需要保证一定流量的乙苯从E-304底部连续排放到油水分离器D-305。为了减少乙苯的蒸发温度，沿E-304底部均匀分布三个稀释蒸汽喷头，连续不断通入稀释蒸汽与乙苯形成低沸点共沸物。加入稀释蒸汽还可以起到防止高粘度液体在E-304底部不均匀堆积的作用。从E-304出来的乙苯蒸汽进入乙苯过热器E-301，与从第二反映器R-302出来的反映产物换热升温到约500后进入第一反映器R-301入口的进料混合器，在与来自蒸汽过热炉的808主蒸汽混合进入第一反映器。第一反映器入口温度为620，出口温度降至541。通过控制进入进料混合器的主蒸汽温度来调整第一反映器入口温度，以保证第一反映器乙苯转化率在40%左右。正常情况下进入进料混合器的蒸汽和乙苯的重量比（水油比）为1.381.40。从第一反映器出来的混合物通过第二反映器R-302顶部的中间再热器加热到625后进入第二反映器。通过控制进入中间再热器壳程的主蒸汽温度来调整第二反映器的入口温度，以保证整个脱氢反映乙苯的总转换率为65%。从第二反映器出来的脱氢气通过乙苯过热器E-301、低压废热锅炉E-302和低低压废热锅炉E-303冷却到120后油水分离及凝液回收部分。低压废热锅炉发生0.35MPaG的蒸汽供苯乙烯精馏使用，低低压废热锅炉发生40kPaG的蒸汽供尾气压缩及吸取部分的解析塔C-303和油水分离及凝液回收部分的汽提塔C-301使用。蒸汽过热炉F-301将0.21MPaG、133的主蒸汽加热到810进入第二反映器顶部再热器，出来后降温到588然后再进入蒸汽过热炉F-301升温到808进入第一反映器进料混合器。蒸汽过热炉的燃料按照优先使用顺序是乙苯装置渣油和苯乙烯装置焦油、脱氢尾气，局限性部分用燃料气补充。第二节油水分离及凝液回收部分生产原理：脱氢气中具有不凝组份氢、一氧化碳、二氧化碳、甲烷，不溶于水的苯、甲苯、乙苯、苯乙烯及水。通过冷凝后的液相会提成油水两相，分相的好坏影响苯乙烯精馏的操作和凝液的回收，抱负的分相效果是水相中没有烃类物质便于凝液回收，而油相中没有水使得苯乙烯精馏负压操作稳定。分相效果重要受温度的影响，根据实际操作经验，在50左右时分相的效果最佳。在液相中的苯乙烯容易发生聚合，特别是当温度超过80后聚合速度明显加快。因此应尽量避免液态的苯乙烯长时间处在超过80的环境中。工艺流程叙述：从低低压废热锅炉E-303出来的120、33kPaA的脱氢气，进入急冷器S-301与喷雾状的急冷水混合后迅速降温到70以下，然后进入空冷器A-301冷凝。空冷器中未冷凝的气体进入后冷器E-306,从空冷器冷凝下来的液体温度约58，与后冷器冷凝下来的液体混合后温度降到52进入油水分离器D-305。后冷器出来的不凝气叫做脱氢尾气，送往尾气压缩及吸取部分。油水分离器D-305内设有隔板，油水混合物在隔板的一侧分层为油水两相，油相在上，水相在下。随着油水混合物不断进入油水分离器，油相也不断增长并越过隔板进入另一侧。分离后的油相称为脱氢液由脱氢液泵P-301送往脱氢液储罐。分离后的水相称为工艺凝液，由工艺凝液泵输送，经聚结器D-312分离浮油后进入汽提塔冷凝器E-307与汽提塔顶气换热升温至67，再经蒸汽混合器用蒸汽升温到73后进入汽提塔C-301。工艺凝液在汽提塔C-301中用来自低低压废热锅炉的40kPaG回收蒸汽汽提，汽提塔釜液中的含油量降至5ppm以下，由汽提塔釜液泵P-303输送，通过凝液过滤器过滤后作为废热锅炉的给水。汽提塔顶气体通过冷凝后的液体送往油水分离器D-305，不凝气体进入脱氢尾气。汽提塔冷凝器E-307共两台，一用一备，一旦在用的一台因聚合堵塞，可切换用另一台，然后用乙苯清洗堵塞的一台。第三节尾气压缩及吸取部分生产原理：脱氢尾气用来作为蒸汽过热炉的燃料，由于其中具有少量苯乙烯，为了防止堵塞管路和烧咀，需要运用溶剂吸取的方法除去所含的苯乙烯，溶剂为乙苯装置的多乙苯。脱氢尾气在压缩过程中温度会上升，这时其中所含的少量苯乙烯会发生聚合，因此采用在尾气压缩机入口*的方法保证其出口温度不超过70。必要时可以喷入乙苯清洗压缩机中的聚合物。尾气压缩机为双螺杆压缩机。为了保证密封系统正常工作，压缩机需要在接近正常进出口压力的状态下启动。因此设立了开工喷射泵，开工时先将系统压力降至接近正常工况，然后启动压缩机，待压缩机正常工作后再逐步关闭开工喷射泵。需要注意的是尾气压缩机入口压力不能过低，否则会影响空冷器及后冷器的冷凝能力，也许导致压缩机出口液体增长和压缩机排出罐排不及而停机。工艺流程叙述：从后冷器E-306出来的脱氢尾气先进入压缩机吸入罐D-307，分离出少量夹带的液体后进入水封罐D-308，然后进入尾气压缩机K-301入口。压缩机入口喷入工艺凝液保证出口温度在63左右。压缩机排出的脱氢尾气通过尾气冷却器E-310冷却后进入压缩机排出罐D-310，然后进入吸取塔C-302。从吸取塔顶排出的脱氢尾气送往蒸汽过热炉F-301作为燃料。压缩机吸入罐D-307和压缩机排出罐D-310排出的液体因具有苯乙烯均排往油水分离器D-305。来自解析塔C-303塔釜的吸取剂由解析塔釜液泵P-306输送，经吸取剂换热器E-312与吸取塔釜液换热后再经吸取剂冷却器E-311冷却到38后进入吸取塔顶部。吸取塔釜液由吸取塔釜液泵P-306输送，经吸取剂换热器与解析塔釜液换热后再经吸取剂加热器E-313用蒸汽加热到110后进入解析塔C-303。解析塔釜通入来自低低压废热锅炉的40kPaG回收蒸汽汽提解析吸取液中的轻组分，完毕吸取剂的再生。解析塔顶气体排往急冷器S-301入口。一部分解析塔釜液送往薄膜蒸发器E-414作为密封液然后排往焦油罐。当解析塔釜液面偏低时用来自乙苯装置的多乙苯补充。第四节苯乙烯精馏部分生产原理：C-401和C-403都是在负压条件下操作的分馏塔，内装金属高效规整填料。它们的负压操作条件分别由液环式真空泵PA-41、PA-43抽吸形成。C-403底的薄膜蒸发器的作用是靠蒸发器中转子的转动带动刮板连续运动使焦油在器壁上形成一层均匀的油膜，通入的蒸汽使油膜中的苯乙烯蒸发出来，重新回到苯乙烯精馏塔，充足回收，提高苯乙烯的产率。为了防止苯乙烯在C-401中聚合，在其进料中注入NSI阻聚剂；为了防止苯乙烯产品在生产和储运过程中聚合，在C-403塔顶气相出料线上和产品出装线上注入TBC阻聚剂。工艺流程叙述：1苯乙烯粗馏来自中间罐区的脱氢液、薄膜蒸发器釜液泵P-409的循环焦油（内含无硫阻聚剂NSI）和来自NSI进料泵P-411的NSI溶液在M-401处得到混合，并通过一过滤器后进入乙苯/苯乙烯塔C-401中上部。C-401是一座在负压条件下操作的分馏塔，采用金属高效规整填料。塔顶操作压力约24KPaA，操作温度约88；塔底操作压力约33KPaA，操作温度约109。脱氢液在该塔中脱除沸点比苯乙烯低的乙苯、甲苯、苯及更轻的组分。这些比苯乙烯轻的组分从C-401塔顶馏出，先后进入乙苯/苯乙烯塔冷凝器E-402壳程和乙苯/苯乙烯塔后冷器E-419壳程，得到的温度为74左右的凝液排至乙苯/苯乙烯塔回流罐D-401。然后，用乙苯/苯乙烯塔回流泵P-402自D-401中抽出凝液，一部分凝液作为回流液返回C-401塔顶；一部分凝液作为液环式真空泵PA-41和PA-43的补充工作液；其余则排向乙苯回收塔C-402作进一步加工。乙苯/苯乙烯塔冷凝器E-402壳程和乙苯/苯乙烯塔后冷器E-419壳程中未冷凝气体进入乙苯/苯乙烯塔尾气冷却器E-403壳程，被管程的7乙二醇低温水进一步冷却到9左右，产生的凝液进入卧置的真空泵密封罐D-404并实现气液分离，所得凝液通入乙苯/苯乙烯塔回流泵P-402的进口管线；D-404中产生的少量不凝气则被送往脱氢系统蒸汽过热炉F-301的炉膛烧掉。E-403壳程的不凝气体排向真空泵PA-41的吸入口。PA-41系液环式真空泵，乙苯/苯乙烯塔馏出液是它的工作介质。随着气体从P41-1A/BX排出，也带出一部分液体，所以必须在它的吸入口补充一定量的新鲜液体。气液混合物自P41-1A/BX排入真空泵分离罐D41-1X，实现气液分离。D41-1X中分离下来的液体同乙苯/苯乙烯塔回流泵P-402补充的液体汇合在一起，经密封液冷却器E41-1X冷却后，进入真空泵P41-1X作为工作介质。D41-1X中分离出来的不凝性气体则排入真空泵密封罐D-404，以此达成压力平衡，并通过该罐的液封，最终排到F-301炉膛烧掉。P41-1A/BX、D-404、D41-1X及E41-1X等构成了乙苯/苯乙烯分馏的抽真空系统。乙苯/苯乙烯塔C-401塔底温度约109的釜液（苯乙烯和沸点比苯乙烯高的组分）被乙苯/苯乙烯塔釜液泵P-401抽吸出来，排向苯乙烯精制系统作进一步加工解决。乙苯/苯乙烯塔C-401塔顶带有一套外置立式热虹吸再沸器，它涉及乙苯/苯乙烯塔再沸器E-401和乙苯/苯乙烯塔凝水罐D-402等设备。釜液在竖直的E-401管程中被壳程的350KPaG低压蒸汽加热，形成气液两相流混合物。借助于从塔底至再沸器的液体与再沸器管程的气液两相流混合物之间的重度差实现釜液在塔底和E-401之间的自然循环。加热釜液的低压蒸汽自E-401壳程下部排至乙苯/苯乙烯塔凝水罐D-402，实现气液分离后，凝水从D-402底部排放。在卧置的乙苯/苯乙烯塔回流罐D-401和真空泵密封罐D-404二台设备的底部都带有一个下凸的凝水收集室。D-401的凝水通过排水罐D-403，再同D-404下端排出的凝水及来自D-406、D-410的凝水汇合，最终排到工艺凝液解决系统的油水分离器D-305进行解决。在P-401和P-402出口排向下游工序的管线上，分别接出通向不合格料冷却器E-404的支线。不合格料（一般是因开停工或事故而排放的物料）经E-404冷却后，输向中间罐区的脱氢液储罐D-805。这两条支线在正常操作时无流量。2苯乙烯精馏苯乙烯塔C-403是一座处在负压工况的高效填料精馏塔，塔顶操作压力约12KPaA，操作温度约79；塔底操作压力约16KPaA，操作温度约103。采用金属规整填料。温度为108左右的进料粗苯乙烯被导入该填料层中部，经精馏操作，所获塔顶馏出物进入苯乙烯塔冷凝器E-410的壳程，同管程的冷却水换热而被冷却到44左右而冷凝，其凝液排入立式的苯乙烯塔回流罐D-408，实现汽液分离。它收集的液体经苯乙烯塔回流泵P-408增压后提成两股：其中一股物流作为苯乙烯塔C-403的塔顶回流液；另一股物流通过成品冷却器E-412管程，被壳程的7乙二醇低温水冷却到9左右，所得物流便成为本工艺的主产品苯乙烯，并被输送到苯乙烯中间罐区。若产品不合格则该物流便被输送到中间罐区的不合格苯乙烯储罐T-804，后者正常操作时无流量。苯乙烯塔回流罐D-408排放的未冷凝气体同苯乙烯塔冷凝器E-410排放的未冷凝气体汇合，进入苯乙烯塔冷却器E-411的壳程，被管程的7乙二醇低温水进一步冷却到9，又有一部分物料被冷凝下来，这些凝液排至苯乙烯塔回流罐D-408。苯乙烯塔冷却器E-411壳程的未冷凝气体被苯乙烯塔真空泵PA43抽吸，使苯乙烯塔在规定的真空度下操作。苯乙烯塔C-403塔底设立一套外置立式热虹吸再沸器，由再沸器E-409和凝水罐D-407设备组成。在E-409壳程通入350KPaG低压蒸汽，加热管程的循环釜液，釜液在苯乙烯塔C-403塔底及再沸器E-409之间自然循环。E-409壳程的凝水则排入苯乙烯塔凝水罐D-407，实现气液分离后，凝水自D-407罐底排放至凝水管网。苯乙烯塔C-403的釜液被苯乙烯塔釜液泵P-407抽吸并增压后提成两股：其中一股通过一限流孔板后同C-403塔底循环釜液汇合，一同进入再沸器E-409的管程；来自焦油泵P-409的循环焦油一起进入薄膜蒸发器E-414，经1000KPaG蒸汽加热。在真空条件下操作压力约23KPaA，操作温度130。E-414蒸出的气态苯乙烯等返回到苯乙烯塔C-403的下部，底部焦油进入薄膜蒸发器釜液罐D-409，再经焦油泵P-409增压后提成两股，一股作为NSI循环进料送至乙苯/苯乙烯塔C-401，以充足运用它所含的NSI；另一股为排放焦油，送至中间罐区的焦油储罐T-806。第五节乙苯回收及苯甲苯分离部分生产原理：自C-401塔顶来的物料为由乙苯、甲苯、苯和少量苯乙烯组成的混合物，通过乙苯回收塔C-402回收其中的乙苯，并将其返回到脱氢反映系统作为乙苯脱氢的原料。比乙苯沸点低的甲苯和苯进入C-404进行分离，甲苯既可以作为化工原料外卖，也可以送到海南炼化的汽油罐作为汽油产品；苯作为本装置的副产品送到罐区的苯储罐。工艺流程叙述：来自上游粗苯乙烯分馏系统乙苯/苯乙烯塔回流泵P-402的物流进入本系统的乙苯回收塔C-402中部。C-402是一座大孔筛板塔，在正压条件下操作，塔顶操作压力约58KPaG，操作温度约115；塔底操作压力约93KPaG，操作温度约161。该蒸馏塔实现乙苯同沸点比它低的苯、甲苯的分离。其釜液（温度约161的热乙苯及部分二甲苯）经乙苯回收塔釜液泵P-413，压送至脱氢反映系统同原料乙苯汇合后进入乙苯蒸发器E-304，成为脱氢反映器的进料。乙苯回收塔C-402塔底设外循环再沸器E-406，该再沸器的壳程通入1000KPaG蒸汽，加热管程的釜液。C-402塔顶温度约115的馏出物进入乙苯回收塔冷凝器E-408的壳程，与管程的冷却水换热而被冷却冷凝。所获温度为91左右的凝液排至乙苯回收塔回流罐D-406，实现气液分离。分离出的不凝性气体排到火炬系统烧掉；而分离下来的凝液（苯和甲苯）则经乙苯回收塔回流泵P-404增压，然后提成二股：其中一股作为回流返回至乙苯回收塔C-402塔顶；另一股物流送至苯/甲苯分离系统。卧置的乙苯回收塔回流罐D-406底部带有下凸的凝水收集室。当需排放凝水时，凝水将同分馏真空系统的真空泵密封液罐D-404所排放的凝水汇合，然后一同排至工艺凝液解决系统的油水分离器D-305解决。当装置停车时，乙苯回收塔C-402的塔底物料罐D-406作为不合格料，排至不合格料冷却器E-404加以冷却，然后排至中间罐区的脱氢液储罐T-805。在正常操作时，不合格料排放管线中无流量。来自乙苯回收塔回流泵P-404的物流进入苯/甲苯塔C-404中部。C-404是一座在正压条件下操作的填料分馏塔，填料采用规整填料。塔顶操作压力约131KPaG，操作温度约111；塔底操作压力约164KPaG，操作温度约147。该蒸馏塔实现甲苯同沸点比塔底的苯的分离。其釜液（温度约147的甲苯）经苯/甲苯塔釜液泵P-405，压送至甲苯冷却器E-416的壳程，经管程的冷却水冷却至40左右后被排放至界外。苯/甲苯塔C-404塔底设外循环再沸器E-415，该再沸器的壳程通入1000KPaG蒸汽，加热管程的釜液。C-404塔顶温度约111的馏出物进入苯/甲苯塔冷凝器E-417的壳程，同管程的冷却水换热而被冷却冷凝。所获温度为40左右的凝液排至苯/甲苯塔回流罐D-410，实现气液分离。分离出的不凝性气体排到火炬系统烧掉；而分离下来的凝液（苯）则经苯/甲苯塔回流泵P-406增压，然后提成两股：其中一股作为回流液返回至苯/甲苯塔C-404塔顶；另一股作为副产品被送至界外。当装置停车时，苯/甲苯塔C-404的塔底物料和回流罐D-410中的物料作为不合格料，排至不合格料冷却器E-404加以冷却，然后排至中间罐区的脱氢液储罐T-805。在正常操作时，不合格料排放管线中无流量。1催化裂化干气制乙苯成套技术为了合理运用干气资源，缓解苯乙烯供需矛盾，开发了催化裂化干气中乙烯与苯烷基化制乙苯的新技术，于1993年抚顺石油二厂实现工业化生产（3万吨/年）以来，1996年在大庆第二套3万吨/年，1999年大连石化公司10万吨/年乙苯装置相继投产，产生了显着的经济效益和社会效益。为保证技术处在国际先进水平，又成功地开发出第二、三、四和第五代技术，实现第三代技术的大规模应用推广，完毕第四代技术和第五代技术的中试，第五代技术正在工业化实验中。催化裂化干气制乙苯技术已推广到锦州石化、锦西石化、海南石化、华北石油、林源炼油厂、大庆中蓝石化等15家石化公司,形成108万吨/年乙苯规模。2催化裂化干气制乙苯成套技术工业化应用推广介绍：催化裂化干气制乙苯技术分别于1993年在抚顺石油二厂(第一代技术)和1999年在大连石化公司(第二代技术)实现工业化生产,在此基础上，新发展了第三代技术和第四代技术,并完毕了第三代技术工业化生产和第四代技术的催化剂中试及成果鉴定。第三代和第四代干气制乙苯技术分别于2023年和2023年获得辽宁省技术发明二等奖。以第三代技术为基础的抚顺石油二厂的6万吨规模生产改造于2023年9月开车运营，并进一步转让到锦州石化、锦西石化、海南石化、华北石油、林源炼油厂、大庆中蓝石化等15家石化公司,形成108万吨/年乙苯规模；由于在催化裂化干气制乙苯第三代技术的推广方面的奉献，催化裂化干气制乙苯第三代技术被授与2023年辽宁省首届科技成果转化一等奖。第三代技术的推广和应用达成了石油资源优化运用的目的，对于提高我国石油资源的运用效率，增长我国的石油安全起到了重要作用。为保持干气制乙苯技术不断发展，保证具有很强创新性和我国自主知识产权的干气制乙苯技术始终处在国际领先水平，进一步开发了更具有创新性和实用性“干气和苯变相催化分离制乙苯”第五代技术并取得突破性进展，能耗减少30%，减少装置投资30%左右。该技术已通过辽宁省科技厅与中国科学院沈阳分院组织的成果鉴定，属国内外首创，达成国际领先水平。目前该技术正在抚顺石化分公司进行3000吨/年的工业实验，第五代技术的开发成功将进一步提高干气制乙苯技术的竞争力和影响力。3液化气低温芳构化制高辛烷值汽油和车用燃料804组开发的“液化气低温芳构化和烷基化制高辛烷值汽油催化剂”具有自主的知识产权，显示出很强的创新性和实用性。该成果针对我