苯乙烯工艺.doc

1.5装置简单工艺步骤和在装置中作用
(一) 烷基化反应/烷基转化反应单元（100#）
（1）烷基化反应系统
烷基化反应系统由两台串联反应器（DC—101/102） 组成。每台反应器装有二段分子筛催化剂, 绝热操作。在反应器内维持一定压力以使芳烃在最高反应温度下保持液态。
反应器苯进料由两股组成, 来自新鲜苯罐（FA—206）新鲜苯和来自笨塔（DA—201）循环苯混合后用苯塔塔顶泵（GA—201）送至反应器。混合苯在进反应器之前首先在烷基化反应器进出料换热器（EA—102）中预热至198℃, 然后在烷基化反应器进料预热器（EA—101）中用蒸汽深入加热到225℃, 最终从反应器（DA—101）下部进入。
原料乙烯, 经过压缩机（GB—101/S）, 未来自界区外原料乙烯压缩至4.42MPaG, 各按50%总乙烯流量分别进入反应器DC—101、 DC—102与苯进行反应, 反应压力分别为3.80和3.55MPaG。反应温度为260℃, 乙烯全部反应, 仅剩下惰性气体杂质, 关键是甲烷和乙烷。在反应过程中, 经过水注入泵（GA—101）向反应器中注入少许脱盐水, 以深入提升催化剂活性。
反应后从第二烷基反应器（DA—102）出料中所带出热量, 在烷基转移反应器进料预热器（EA—108）中预热烷基转移反应器（DC—103）进料直接进入乙苯精馏单元。
（2）烷基转移反应系统
从乙苯精馏工段回收多乙苯（PEB）, 关键含有二乙苯（DEB）、 三乙苯和四乙苯, 这部分多乙苯能够经过与苯进行烷基转移反应（乙基转移）生成额外乙苯。
从乙苯精馏工段用多乙苯塔塔顶泵（GA—209）送来多乙苯与苯塔送来循环恨混合后, 经烷基转移反应器进料预热器（EA—108）预热到220℃后, 从烷基转移反应器（DC—103）底部进入反应器, 进行烷基转移反应。反应压力为2.90MPaG, 反应温度为220℃, 多乙苯朝着生成乙苯方向进行烷基转移, 直至达成化学平衡为止。反应器出料直接送入乙苯精馏单元。
（3）催化剂再生
催化剂老化关键是聚合物和结炭沉积引发。能够经过控制氧化燃烧来脱除这些积物。通常一年再生一次。
再生过程:
1. 准备: 倒空反应器并进行减压, 用氮气吹出催化剂孔隙里残留苯。
2. 加热: 用加热氮气将催化剂加热至初始再生温度420℃。
3. 焚烧: 一旦催化剂达成再生温度, 喷入空气, 开始再生焚烧。
4. 冷却: 用常温氮气将催化剂冷却到常温。
再生时间取决与沉积在催化剂上焦碳厚度, 烧炭过程通常连续一周左右, 总再生时间约为两周。
据以上步骤可对烷基化反应器（DC—101、 DC—102）和烷基转移反应器（DC—103）分别进行再生。首先将氮气用再生压缩机（GB—102）加压至1.1MPaG, 并经再生加热器（EI—101）以50℃/h升温速度加热至420℃后进入DC—101、 DC—102串联再生系统, 吹扫至氮气含量小于10ppM。然后DC—101、 DC—102再生系统在初始再生温度420℃条件下, 以0.1mol%浓度通入空气进行氮化燃烧除积炭, 并控制催化剂床层温度不超出475℃。连续一周左右, 当反应器进料反应器进料和出料氧含量相同时, 认为氧化燃烧结束, 停止进空气。以50℃/h速度降温, 并用新鲜氮气冲淡, 直至冷至常温, 再生完成。烷基转移反应器再生方法与上叙方法相同。再生期间, 烷基转移反应器进料预热器（EA—108）用作再生气进出料换热器。抽出苯塔冷却器（EA—203）用作再生器后冷却器。抽出苯塔塔顶罐（FA—202）用做再生器分离罐。
(二) 乙苯精馏单元（200#）
基化反应器（DC—102）物料进入苯塔（DA—201）第23块板塔, 来自烷基转移反应器（DC—103）物料进入苯塔11块塔板, 塔顶操作压力0.56MPaG, 操作温度156℃, 塔顶物流经苯塔塔顶冷凝器（EA—202）冷凝, 同时副产0.2MPaG蒸汽, 冷凝苯物料与新鲜苯罐（FA—206）来新鲜苯一并送入苯塔塔顶罐（FA—201）中。然后经苯塔回流泵（GA—202）将一部分苯作为回流送入苯塔中, 其它苯用苯塔顶泵（GA—201）作为烷基化反应原料送入（DA—101）中。在苯塔（DA—201）第四块板塔上侧线采出干燥苯, 用作烷基转移反应器原料, 用泵（GA—203）送入（DC—103）中。苯塔（DA—201）塔底操作压力为0.61MPaG, 温度为232℃, 塔底物料操作压力为0.105MPaG, 操作温度为165℃, 塔顶物料经乙苯塔顶冷凝器（EA—205）冷凝, 并副产0.21MPaG蒸汽, 冷凝后液体产品乙苯经泵（GA—206）一部分作为回流送入乙苯塔中, 其它作为中间产品乙苯送往脱氢工段乙苯蒸发器（EA—301）, 或经（EA—207）冷却后送往乙苯罐（TA—507）或不合格乙苯罐（TA—508）。乙苯塔底操作压力为0.144MPaM, 操作温度为202℃, 塔顶多乙苯蒸汽经多乙苯塔冷凝器（EA—209）冷凝后用多乙苯塔塔顶泵（GA—209）送往烷基转移反应器（DC—103）。塔底操作压力为0.07MPaG, 操作温度为289℃, 塔底高沸物——残油, 经多乙苯塔再沸器泵（GA—210）部分循环回塔中, 部分残油经残油空冷器（EC—201）冷至90℃, 送至残油供给罐（FA—212）中, 再用残油泵（GA—212）送至残油/焦油罐（TA—506）供蒸汽过热炉（BA—301）做燃料用。
为了脱除循环苯中轻组分和非芳烃, 从苯塔（DA—201）经过（FA—201）出来塔顶不凝气进入抽出苯塔（DA—202）进行精馏。该塔只有一个精馏段, 从塔底进料, 无再沸器, 塔底操作压力为0.139MPaG, 操作温度为110℃, 塔顶操作压力为0.124MPaG, 操作温度为102℃, 塔顶分馏出非芳烃混合物经冷凝器（EA—203）冷凝后, 液体近于全回流, 只有少许送出外界。FA—202中不凝气送去火炉。塔底物料用抽出苯塔塔底泵（GA—204）送回苯塔塔顶罐（FA—201）中。
(三) 乙苯脱氢单元（300#）
来自乙苯精馏工段新鲜乙苯和来自本乙烯精馏工段循环乙苯一起在乙苯蒸发器（EA—301）中低压蒸汽进行蒸发。
把部分稀释蒸汽与全部乙苯进料, 一起进入到EA—301壳程, 蒸发后乙苯/蒸汽在乙苯/蒸汽过热器（EA—304）里与第二脱氢反应器（DC—302）出料进行换热, 升温至500℃, 然后与主蒸汽混合后进入第一脱氢反应器（DC—301）。
乙苯催化脱氢反应只在串联操作两台脱氢反应器DC—301和DC—302中完成。脱氢反应系统物流路线是: 大部分稀释蒸汽（主蒸汽）在蒸汽过热炉（BA—301）对流段预热, 然后在A辐射盘管内再次升温至858℃, 这股过热后蒸汽送入第二脱氢反应器（DC—302）内脱氢液/蒸汽热交换器（EA—302）中, 将一段脱氢反应混合物再次加热到反应温度。从热交换器出来降温至642℃过热蒸汽, 送入蒸汽过热炉（BA—301）B辐射盘管内再次升温至849℃, 然后再进入第一脱氢反应器（DC—301）, 与500℃乙苯/初级蒸汽进料混合后, 径向流动经过第二段催化剂床层。从第二脱氢反应器（DC—302）出来物温度581℃, 经乙苯/蒸汽过热器（EA—304）、 中压废热换热器（EA—306）、 低压废热换热器（EA—307）回收热量, 分别生产0.21MPaG和0.04MPaG蒸汽, 并将反应器物料冷却至120℃, 在脱过热器（BH—301）中用52℃工艺冷凝器脱过热至67℃, 然后在主冷凝器（EA—320）中用冷却水冷凝至57℃。从EA—320出来气体在调整冷却器（EA—309）中深入冷却, 不凝气体送尾气压缩机（GB—302）冷却至38℃, 不凝气在送入蒸汽过热炉（BA—301）做燃料之前, 优异入残油洗涤塔（DA—303）, 用残油进行洗涤, 洗涤后尾气从（DA—303）塔顶出来去尾气密封罐（FA—311）, 供蒸汽过热炉（BA—301）作燃料用。在残油洗涤塔（DA—303）中吸收烃类, 送至残油汽提塔（DA—304）用蒸汽汽提方法往返收洗涤塔里吸收烃类。汽提出烃类从（DA—304）塔顶返回脱过热器（BH—301）, 循环回主冷凝器（ EA—320）。
在主冷凝器（EA—310）和调整冷却器（EA—309）中冷凝凝液进入脱氢/水分离罐（FA—305）, 在次罐分离出油相（烃类）和水相, 分离出烃类既脱氢混合物（关键是未转化乙苯和苯乙烯）用脱氢混合液泵（GA—301）直接送往苯乙烯精馏单元进行分离或送往脱氢液罐（TA—503）。
从FA—305中分离出来水相用泵（GA—302）送入撇沫罐（FA—306）。经FA—306处理后, 一部分送往压缩机机械密封罐（FA—350）。大部分水相送往工艺冷凝液汽提塔（DA—301）, 这部分水相先经过汽提塔塔顶/进料换热器（EA—310）升温至67℃, 然后直接用蒸汽加热至74℃进入工艺冷凝液汽提塔（DA—301）。在该塔用低压蒸汽汽提出少许有机物, 经汽提塔塔顶/进料换热器（EA—310）冷凝, 凝液送回脱氢混合液/水分离罐（FA—305）, 不凝气体排往调整冷却器（EA—309）。汽提后蒸汽冷凝液经过滤器（PA—301）送入蒸汽凝液罐（FA—702）回收。
(四) 苯乙烯精馏单元（400#）
来自脱氢混合液/水分离罐（FA—305）脱氢液, 进入乙苯/苯乙烯分离塔（DA—401）。该塔结构为填料塔, 进料位置在第三填料段上部, 该塔为真空操作。塔顶操作压力为0.0247MPaG（185mmHgA）, 由一台液环式真空泵（GB—401）来控制。塔顶操作温度为89℃。从塔顶蒸发乙苯及轻组分气体经乙苯/苯乙烯分离塔冷凝器（EA—413）冷至76℃, 冷凝液体去EB/SM分离塔顶罐（FA—401）中, 不凝气再去EB/SM分离塔调整冷却器（EA—420）深入冷却至45℃, 凝液去FA—401, 尾气经EB/SM分离塔放空冷凝器（EA—420）冷至7℃, 凝液去真空泵密封罐（FA—403）。尾气经真空泵再排至FA—403中, 在此分出油水, 尾气去BA—301作燃料用。EB/SM分离塔顶罐（FA—401）乙苯混合液用泵（GA—402）将部分液体回流至DA—401塔内, 部分液体作为进料去乙苯回收塔（DA—402）。DA—401塔底物料为苯乙烯及重组分, 为预防苯乙烯聚合, 从第二填料段上加入无硫阻聚剂（NSI）。塔底物料用泵（GA—401）送至苯乙烯精馏塔（DA—403）。该塔为筛板塔, 进料板在第14块板。该塔真空操作, 亦由真空泵（GB—401）控制其真空度。塔顶操作压力为9.33kPaA（70mmHgA）, 操作温度为73℃。为预防塔顶流出产品苯乙烯聚合, 在塔顶出口管路加入TBC阻聚剂。产品苯乙烯气体经DA—403塔冷凝器（EA—409）冷却至63℃, 不凝气引至GB—401中控制塔压。液体苯乙烯一部分回流至塔内, 一部分作为苯乙烯产品经产品苯乙烯冷却器（EA—411）和产品苯乙烯深冷器（EA—412）冷至13℃, 送入产品苯乙烯罐（TA—501A/B）。
DA—403塔底操作压力为25.33Kpa（190mmHgA）, 操作温度116℃, 塔底物料中关键为苯乙烯焦油, 并含有少许苯乙烯。为了回收少许苯乙烯单体, 将焦油用泵（GA—405）送入薄膜蒸发器（ED—401）中。在此将焦油用蒸汽加热到138℃, 蒸发压力为26.0kPa（195mmHgA）。蒸发出来苯乙烯物料直接返回苯乙烯塔底部, 蒸发后苯乙烯焦油经齿轮泵GA—407, 送入焦油/残油罐（TA—506）中。
经泵（GA—402）送入乙苯回收塔乙苯混合物从第27块板进入DA—402塔中, 该塔为筛板塔, 塔板数为40块。塔底操作压力为0.080MPaG, 操作温度为126℃。塔顶馏出物经乙苯回收塔冷凝器（EA—407）冷至117℃进入乙苯回收塔塔顶罐（FA—404）中, 用乙苯回收塔塔顶泵（GA—404）部分回流至塔内, 部分物料作为进料送入苯/甲苯分离塔（DA—404）中。DA—404塔为填料塔, 四段填料层, 填料为碳钢鲍尔环, 进料从第三段上部进入。塔顶操作压力为0.134MPaG, 操作温度110℃, 塔顶分出苯经苯/甲苯分离塔顶冷凝器（EA—408）冷却至40℃, 用塔顶泵（GA—417）将部分物料回流至塔内, 部分作为循环苯进入新鲜苯罐（TA—502）中。
塔底操作压力为0.163MPaG, 操作温度为149℃。塔底分出甲苯产品冷却器（EA—414）冷至40℃作为副产品送至甲苯罐（TA—504）中储存。
本设备所在装置简单工艺步骤图见附页。