干气制乙苯工艺模板.doc

第一章
乙苯装置工艺流程及生产原理

第一节
催化干气预处理部分

生产原理:

乙苯烃化催化剂最怕碱性物质, 会造成催化剂失活。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应系统, 催化干气首先要经过水洗。干气中的丙烯会与苯生成丙苯, 同时会增加甲苯的生成量, 造成苯耗上升增加产品成本, 因此需要经过吸收的办法尽可能降低干气中丙烯的含量。

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) 与丙烯吸收塔( C-101) 塔顶出来的低温催化干气、 冷冻水换热, 温度降至15℃, 从底部进入丙烯吸收塔( C-101) 。吸收剂从丙烯吸收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, 从丙烯吸收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应部分。吸收了丙烯的吸收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收剂循环泵( P-102A/B/C) 加压后依次经过贫液－富液换热器( E-103) 、 贫液过冷器( E-104) 冷却, 返回丙烯吸收塔塔顶循环使用。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, 能够吸附干气中的乙烯分子, 生成正碳离子L-CH2CH2+, 再与苯进行加成反应生成乙苯。这一反应是可逆反应, 可是在反应条件下, 正向反应(烃化)比逆反应(反烃化)更有利。烃化反应是放热反应。反应热△H=-106.2KJ/mol。

生成多乙苯:

乙苯能够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:

在反烃化反应器中, 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, 发生烷基转移反应生成乙苯, 并达到稳态浓度。

C6H4(C2H5)2+C6H6=2C6H5C2H5

生成丙苯和丁苯:

干气中除含10~30(V)%的乙烯外, 还含有少量的丙烯和丁烯, 在烃化催化剂上, 同样发生烷基化反应, 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=C6H5C3H7

C4H8+C6H6=C6H5C4H9

生成甲苯:

甲苯能够由非芳烃、 乙苯和二甲苯生成的, 且主要是由丙苯和丁苯之类较高级烷基苯生成的。
甲苯在反应器中不易经过脱烷基方法除去。

生成二甲苯:

在Lewis
酸中心作用下, 在反应温度下, 乙苯能够异构化生成二甲苯, 三个二甲苯异构体之间很容易进行异构化, 在反应器流出物中它们接近热力学平衡。

生成多烷基苯:

在烷基化反应器中, 烷基苯也可能进一步烷基化生成相应的多烷基苯, 如经过下列反应生成同甲苯呈平衡的甲乙苯,

C6H5CH3+C2H4→C6H4CH3C2H5

C6H5CH3+C6H5C2H5→C6H4CH3C2H5+C6H6

其它一些烷基苯也可能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应, 因此, 它们的异构体( 如对/间/邻乙基甲苯等) 在反应器流出物中是接近热力学平衡的。

生成轻组分:

这些副产物包括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主要来源, 除此之外, 烯烃聚合生成小于C8之类的烃类。

N[CnH2n]→[CnH2n]n

生成多环化合物:

多环化合物主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, 二苯基甲烷主要是由较高级的烷基苯( 丙苯、 丁苯等) 和苯反应生成的。例如:

C6H5C3H7+C6H6→C6H5CH2C6H5+C2H6

生成二苯基乙烷将更直接, 基本上是经过下列烷基化反应进行的:

C6H5C2H3+C6H6→C6H5C2H4C6H5

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:

反应部分分为烃化反应和反烃化反应。

脱除丙烯后的催化干气分四路进入烃化反应器( 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, 然后与反应产物换热, 最后经循环苯加热炉( F-102) 加热至340～360℃后, 进入烃化反应器顶部。烃化反应器操作条件为: 温度320～340℃, 压力0.8MPa( G) , 苯: 乙烯分子比6～7, 乙烯重量空速为0.4～0.5h-1。从烃化反应器出来反应产物首先进入反应产物－循环苯换热器( 二) ( E-110) , 再进入反应产物－循环苯换热器( 一) ( E-111) 与烃化反应用循环苯换热。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, 一路为烃化反应用苯, 另一路为反烃化用苯。烃化反应用循环苯先依次经过新鲜苯－循环苯换热器( E-115) 与新鲜苯换热, 然后经反应产物－循环苯换热器( 二) ( E-110) 、 反应产物－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) 。反应产物被冷却至159℃, 然后进入反应产物－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应产物中间凝液泵( 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应产物冷凝冷却器( 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收塔( C-103) 底部, 未冷凝的气体最后进入反应产物冷却器( 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收塔( C-103) 底部。烃化反应器设两台, 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应进料罐( D-106) , 混合后用反烃化反应进料泵( P-108A/B) 升压至4.0MPaG, 然后进入反烃化反应进料加热器( E-116) 用热载体加热至反应所需温度, 最后进入反烃化反应器( R-102) 底部, 反烃化反应器操作条件为: 温度260℃, 压力3.9MPaG, 苯: 反烃化料重量比6～8, 反烃化料重量空速1～1.5h-1。从反烃化反应器( R-102) 顶部出来的反烃化反应产物降压后进入分离部分的循环苯塔( C-104) 。反烃化反应器设一台。

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:

自反应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。尾气吸收塔用多乙苯作为吸收剂吸收掉烃化尾气中的重组分, 轻组分送出装置。吸收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, 返回到烃化反应器和反烃化反应器。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, 降低苯耗。乙苯精馏塔的主要任务就是使乙苯产品达到苯乙烯装置所要求的工艺指标, 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α－甲基苯乙烯的含量, 设置丙苯塔, 以脱除丙苯的同系物。多乙苯塔将反应产物中的二乙苯、 三乙苯回收, 送到反烃化反应器, 与苯反应生成乙苯。为了充分地回收热量, 在循环苯塔、 乙苯精馏塔、 丙苯塔顶设置蒸汽发生器, 产生0.21MPa蒸汽。

工艺流程叙述:

自反应产物过冷器( E-114) 来的反应产物进入尾气吸收塔( C-103) 底部, 在0.575Mpa( G) 压力下闪蒸, 闪蒸汽相与自上而下的吸收剂逆向接触, 将汽相中绝大部分苯及重组分吸收下来后, 尾气自塔顶出装置。闪蒸液相、 吸收剂及吸收下来的苯等重组分、 反应产物冷凝冷却器( E-113) 壳侧凝液等液体混合后, 自塔底经吸收塔底泵( P-109A/B) 压送至反应产物－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, 一股是从反应产物－苯塔进料换热器( E-112) 过来的物料, 一股是反烃化反应产物, 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) 凝液全部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) 供反应部分用苯。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) , 另一路作为尾气吸收塔( C-103) 的循环吸收剂依次经循环吸收剂－反烃化料换热器( E-124) 、 循环吸收剂冷却器E-125) 、 循环吸收剂过冷器( E-126) 冷却至15℃进入尾气吸收塔( 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) 送入反应部分。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, 经过热载体加热炉加热后为丙烯解吸塔、 反烃化反应器、 多乙苯塔提供热源。热载体能够循环利用。

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) 、 反烃化反应进料加热器( 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。从反烃化反应进料加热器( 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) 、 反应产物过冷器( E-114) 、 脱非芳塔顶后冷器( E-120) 、 循环吸收剂过冷器( 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。剩余热量经过热水冷却器( 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
脱氢反应部分

生产原理:

乙苯在催化剂的作用和620℃、 75～90kPaA的条件下发生脱氢反应, 化学方程式如下:

C6H5C2H5←→C6H5C2H3+H2

反应是可逆吸热反应, 反应产物分子数增加, 因此高温负压有利于反应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应体系中, 同时能够起到提高乙苯转化率和苯乙烯选择性的作用。

主要的副反应是生成苯和甲苯的反应:

C6H5C2H5→C6H6+C2H4

C6H5C2H5+H2
→C6H5CH3+CH4

在脱氢反应条件下上述的副反应是不可逆的, 一般采取控制乙苯总转化率的方法来控制副反应, 一般乙苯的总转化率控制在65%, 其中第一反应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应, 一般能够自动”更新”
催化剂的表面, 抑制积碳在能够接受的范围内, 不至于影响催化剂的性能。

C6H5C2H5
=
8C+5H2

8C+16H2O=8CO2+16H2

CH4+H2O=CO+3H2

CO+H2O=CO2+H2

CO2+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处理系统堵塞, 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α-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经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。为了降低乙苯的蒸发温度, 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。加入稀释蒸汽还能够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, 与从第二反应器R-302出来的反应产物换热升温到约500℃后进入第一反应器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应器。第一反应器入口温度为620℃, 出口温度降至541℃。经过控制进入进料混合器的主蒸汽温度来调整第一反应器入口温度, 以保证第一反应器乙苯转化率在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1.38～1.40。

从第一反应器出来的混合物经过第二反应器R-302顶部的中间再热器加热到625℃后进入第二反应器。经过控制进入中间再热器壳程的主蒸汽温度来调整第二反应器的入口温度, 以保证整个脱氢反应乙苯的总转换率为65%。

从第二反应器出来的脱氢气经过乙苯过热器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收部分的解析塔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℃进入第二反应器顶部再热器, 出来后降温到588℃然后再进入蒸汽过热炉F-301升温到808℃进入第一反应器进料混合器。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, 不足部分用燃料气补充。

第二节
油水分离及凝液回收部分

生产原理:

脱氢气中含有不凝组份氢、 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。经过冷凝后的液相会分成油水两相, 分相的好坏影响苯乙烯精馏的操作和凝液的回收, 理想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。分相效果主要受温度的影响, 根据实际操作经验, 在50℃左右时分相的效果最好。

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于超过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, 送往尾气压缩及吸收部分。

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, 油相也不断增加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, 经过凝液过滤器过滤后作为废热锅炉的给水。汽提塔顶气体经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
尾气压缩及吸收部分

生产原理:

脱氢尾气用来作为蒸汽过热炉的燃料, 由于其中含有少量苯乙烯, 为了防止堵塞管路和烧咀, 需要利用溶剂吸收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, 因此采取在尾气压缩机入口**的方法保证其出口温度不超过70℃。必要时能够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。因此设置了开工喷射泵, 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, 可能导致压缩机出口液体增加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经过尾气冷却器E-310冷却后进入压缩机排出罐D-310, 然后进入吸收塔C-302。从吸收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排出的液体因含有苯乙烯均排往油水分离器D-305。

来自解析塔C-303塔釜的吸收剂由解析塔釜液泵P-306输送, 经吸收剂换热器E-312与吸收塔釜液换热后再经吸收剂冷却器E-311冷却到38℃后进入吸收塔顶部。吸收塔釜液由吸收塔釜液泵P-306输送, 经吸收剂换热器与解析塔釜液换热后再经吸收剂加热器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收液中的轻组分, 完成吸收剂的再生。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, 充分回收, 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:

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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, 并经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, 因此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, 以此达到压力平衡, 并经过该罐的液封, 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处理。

乙苯/苯乙烯塔C-401塔顶带有一套外置立式热虹吸再沸器, 它包括乙苯/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的凝水经过排水罐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, 最终排到工艺凝液处理系统的油水分离器D-305进行处理。

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。

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苯乙烯精馏

苯乙烯塔C-403是一座处于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增压后分成两股: 其中一股物流作为苯乙烯塔C-403的塔顶回流液; 另一股物流经过成品冷却器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, 使苯乙烯塔在要求的真空度下操作。

苯乙烯塔C-403塔底设置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抽吸并增压后分成两股: 其中一股经过一限流孔板后同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增压后分成两股, 一股作为NSI循环进料送至乙苯/苯乙烯塔C-401, 以充分利用它所含的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, 经过乙苯回收塔C-402回收其中的乙苯, 并将其返回到脱氢反应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, 甲苯既能够作为化工原料外卖, 也能够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, 压送至脱氢反应系统同原料乙苯汇合后进入乙苯蒸发器E-304, 成为脱氢反应器的进料。

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, 然后分成二股: 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处理系统的油水分离器D-305处理。
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, 然后分成两股: 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
为了合理利用干气资源, 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。为确保技术处于国际先进水平, 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, 完成第四代技术和第五代技术的中试, 第五代技术正在工业化试验中。催化裂化干气制乙苯技术已推广到锦州石化、