苯乙烯工艺流程

苯乙烯装置工艺流程叙述苯乙烯装置工艺流程叙述 一、乙苯一、乙苯工艺流程简述工艺流程简述 本工艺包设计的乙苯装置界区内包括烃化反应系统（亦称烃化反应系统） 、苯回收系统、乙苯回 收系统、多乙苯回收系统、烷基转移反应系统（亦称反烃化反应系统） 。为解决反应器在再生时停产 影响，也是为了规避放大风险，烃化反应系统设计成反应器 R-2101A/B、加热炉 F-2101A/B、换热器 E-2101A/B；E-2102A/B；E-2103A/B 两套并联操作。 来自罐区的新鲜苯、油水分离器的回收苯、精馏工段回收的循环苯在 T-2201 苯回收塔汇合，用 苯循环泵 P-2201A/B 泵入苯进料气化器 E2101A/B 的壳程，管程的高压蒸汽将其加热而气化，气相 苯分别进入两套苯换热器 E2103A/B 的壳程，与管程的高温反应器出料换热而被过热。过热后的苯 被分成两股：主苯流和急冷苯流。主苯流进入反应器进料加热炉 F2101A/B 被加热到反应温度，进 入烃化反应 R-2101A/B。 界区外的原料乙醇用乙醇进料泵 P-2101A/B 加压，进入工艺水换热器 E-2204，与苯塔回流罐底 部排出的油水混合物换热回收热量，温度升至接近泡点，导入 E-2102A/B 乙醇蒸发器，用高压蒸汽 将其气化，分段进入两台并联的烃化反应器。 在 R2101A/B 中，乙醇发生脱水反应生成乙烯与水蒸汽，继而苯和乙烯发生烃化反应，生成 乙苯及少量二乙苯、多乙苯等。为稳定反应器的温度，每段催化剂床层之间都有与进料乙醇蒸气相 混合的急冷苯进入，使反应温度在适当范围内。反应器出料依次通过苯换热器 E2103A/B 管程和苯 回收塔再沸器 E2201 管程被冷却后，便进入苯回收塔 T2201 进行精馏分离。T2201 塔顶馏出 苯、水和轻组分尾气，塔底则采出粗乙苯。罐区来的新鲜苯用新鲜苯泵 P2302A/B 加压后通过乙苯 /苯换热器冷 E-2208 与来自乙苯塔回流泵的产品热乙苯换热，进入苯塔回流罐 V2201，补充回流罐 的液位。苯塔回流泵将回流罐的一部分苯打入 T2201 塔顶。T2201 塔底采出的粗乙苯则送至乙 苯回收塔 T2202 进一步加工。 在 T-2201 塔顶共沸馏出的水冷凝进入回流罐 V-2201，由于高温下苯与工艺水有乳化现象，将 大部分是水的乳化液从回流罐底部导出，与乙醇进入反应器的量按 1:1 的比例排入工艺水换热器 E- 2204B 管程，将热量交换给进料乙醇，然后进一步进入工艺水冷却器 E-2205 壳程，用循环水冷却到 40-15消除乳化现象，进入油水分离系统，分出的工艺水经汽提脱苯后作为废热回收系统的补充 水，苯则回用。 苯塔回流罐 V-2201 导出的气相进入苯塔尾冷器，将水蒸汽与苯进一步冷凝下来，凝液自流到 V-2201 底部乳化液导出管，不凝气则通过苯塔的压力控制排放到反烃化加热炉 F-2102 进口，进一步 利用回收其中的乙烯与苯。 在乙苯塔 T2202 中，塔顶气在乙苯塔冷凝器 E2207 管程被软水冷凝，进入乙苯塔回流罐 V2202。一部分作为回流液打回 T2202，另一部分热乙苯通过乙苯/苯换热器 E2208 将热量传 给来自罐区的新鲜苯，作为本单元的精制乙苯产品而输往苯乙烯单元或罐区，E2202 中的软水则被 蒸发成低压蒸汽送苯乙烯工段综合利用。 T2202 塔底采出物送入多乙苯（PEB）回收塔 T2203 实现精馏分离。可循环组分二乙苯由 T2203 塔顶馏出，通入 PEB 回收塔冷凝器 E2211 管程，同壳程的水换热而被冷却冷凝。冷凝液 在 PEB 回流罐 V2203 中实现汽/液分离。二乙苯被泵送到 F2102 导入反烃化反应系统进行烷基转 移反应以增产乙苯。由 V2203 析出的不凝气则被 PEB 塔真空泵 P2206A/B 抽吸，从而使二乙苯 回收塔 T2203 实现真空操作。T2203 塔底产物多乙苯残油送至界外。 由二乙苯回流泵 P-2205A/B 排出的二乙苯与来自 E2208 的新鲜苯汇合 ，一同进入反烃化加 热炉 F2102 对流段预热，先后进入反烃化加热器 E2104A 与反烃化换热器 E2104B，被中压蒸 汽完全气化，并回收反烃化出料热量，返回 F2102 对流段，被进一步加热到反烃化反应温度，再 被导入反烃化反应器 R2102。在 R2102 中，PEB 同苯发生烷基转移反应，生成乙苯。R-2102 的 出料先后通过反烃化换热器 E2104B 的管程和反烃化反应器出料蒸汽发生器 E2105 的管程而被冷 却冷凝，进而被导入反烃化产物闪蒸罐 V2205。在 V2205 中，比苯更易挥发的组分从罐顶顶气 相口逸出，经尾冷器 E2215 冷凝冷却后，排出系统。苯和比苯更重的组分（乙苯、多乙苯等）则 由 V2205 罐底排出，用闪蒸罐底泵 P2207 送到苯回收塔 T2201。 催化剂再生：考虑切换方便与节省电能，不设置专门的再生气加热炉，催化剂再生系统的再生气 加热炉即苯加热炉 F2101A/B 与反烃化加热炉 F2102。再生气热交换器即 E2103A/B 与 E 2104A/B。 本工艺中无论烃化反应器还是反烃化反应器，当催化剂因结焦而减活或失活后，都可以进行反 应器体内烧焦再生。催化剂再生的方法是由氮气和工业风（空气）按规定的比例配制成再生气，在 一定温度和压力下流经催化剂床层。因长期运行而结焦并失活的烃化催化剂或烷基转移催化剂上的 焦碳和（或）焦油接触再生气后发生氧化反应（燃烧）生成 CO2或（和）CO，催化剂在烧掉结焦后 便在一定程度上恢复活性。再生时，通过调节再生气中 O2含量，严格控制烧焦过程催化剂床层的峰 值温度。这里再生气是通过再生气循环压缩机 C2101 循环使用，以节省氮气。返回的再生气通过 换热器回收热量后，进入再生气冷却器 E2106 将温度冷却到 C2101 能接受的程度，并在再生气 缓冲缸 V2101 分离除去烧焦油产生的冷凝水，返回 C2101。用再生气压力调节系统将多余的再 生气排出。 二、脱氢工艺流程简述二、脱氢工艺流程简述 1、脱氢反应部分、脱氢反应部分 （1）乙苯蒸发及脱氢部分）乙苯蒸发及脱氢部分: 来自 0.35MPa 蒸汽管网的蒸汽经主蒸汽分液罐(V-2301)分液后进入蒸汽过热炉(F-2301)A 室，加 热到 836后进入第二脱氢反应器(R-2302)顶部的再热器，出来的蒸汽降温至 604进入蒸汽过热炉 (F-2301)B 室，加热至 815后进入第一脱氢反应器(R-2301)底部的混合器。 来自中间罐区的新鲜乙苯与来自苯乙烯分离部分的循环乙苯混合后，再与来自 0.35MPa 蒸汽管 网的蒸汽按照最低共沸组成控制流量进入乙苯蒸发器(E-2304)壳程。乙苯蒸发器(E-2304)管程用 0.35MPa 蒸汽作为热源，蒸发温度 95。从乙苯蒸发器(E-2304)出来的乙苯/水混合物蒸汽经过热器 (E-2301)回收脱氢产物热量达到 500左右后进入第一脱氢反应器(R-2301)底部的混合器与蒸汽过热炉 （F2301B）的过热蒸汽混合温度达 627，压力 54kPa(A)立即进入。第一脱氢反应器(R-2301)催化剂 床层，乙苯在负压绝热条件下发生脱氢反应。由于乙苯脱氢反应为吸热反应，第一反应器流出物温 度降至 547。出料经第二脱氢反应器(R-2302)顶部的再热器（E-2300）加热至 632后进入第二脱氢 反应器(R-2302) 催化剂床层。实现第二阶段负压绝热脱氢反应。乙苯分别经历了在 R-2301 和 R-2302 中完成的二个阶段绝热脱氢反应后，温度为 583的反应产物从 R-2302 中排出，首先进入（乙苯） 过热器(E-2301)管程，同壳程的进料乙苯换热后，降温至 347后进入低压废热锅炉(E-2302)的管程， 加热壳程的锅炉给水，在壳程产生 350KpaG 蒸汽反应产物自身温度便降至 160，并进入低低压废 热锅炉 (E-2303)的管程。由于 E-2303 处于较低的压力下，绝压紧 29Kpa，自 E-2303 流出的温度降至 120的反应产物仍呈气态，被导入下游的工艺凝液处理系统及尾气处理系统作进一步加工。 中压废热锅炉(E-2302)产生 0.35MPa 饱和蒸汽经汽包(V-2303)送 0.35MPa 蒸汽管网，低压废热锅 炉(E-2303)产生 0.04MPa 饱和蒸汽送 0.04MPa 蒸汽管网。 由低压废热锅炉(E-2303)出来的脱氢产物压力 29kPa(A)，同尾气处理系统解析塔（T-2303）塔顶 排出的气流汇成的物流，进入急冷器（X-2301） 。在此喷入温度为 51左右的急冷水，同气流发生直 接接触换热，反应产物气流被急骤冷却到 69左右（仍呈气态） ，从急冷器（X-2301）流出，继而进 入主冷凝器(E-2305)的管程，被冷却到 54（呈气、液两相） ，并实现分离。主冷器（E-2305）冷却 后的气体同来自气提塔冷凝器(E-2307)壳程的气态物流汇合并导入后冷器(E-2306)壳，被管程的冷冻 水进一步冷却到 38左右，可冷凝组分被进一步冷凝下来，未冷凝的尾气则排向尾气处理系统。主 冷凝器(E-2305)排出的凝液同后冷器(E-2306)排出的凝液汇合，并集合其它物流，混合液温度约为 51，进入油水分离器(V-2305)实现脱氢液同水的分离。油水分离器(V-2305)顶部设置管线同主冷器 （E-2305）管程气体出口管线连通，使油水分离器(V-2305)释放出来的不凝性气体得到排放，并借此 达到压力平衡，以便于物流进入油水分离器(V-2305)。 （2）工艺凝液处理及汽提部分）工艺凝液处理及汽提部分: 进入油水分离器(V-2305)的液体温度 51，分层后上层油相为脱氢液，经挡板流入油相收集室由 脱氢液泵(P-2301)送往苯乙烯分离部分的粗苯乙烯塔(T-2401)。或输送至脱氢液储罐。下层水相为含 油工艺凝液，由冷凝液泵(P-2302)输送，经过聚结器(V-2312)，进一步实现油/水分离。所得油相工艺 凝液由聚结器（V-2312）顶部溢出，返回油水分离器(V-2305)；所得水相工艺凝液自聚结器（V- 2312）底部排出，一部分凝液进入急冷器（X2301）另一部分凝液经过过滤器，进入汽提塔冷凝器 (E-2307)的管程与壳程温度为 77左右的气提塔顶气换热，继而进入混合器（X-2302） ，同 350KPaG 蒸汽直接混合升温至 77左右后作为汽提塔进料进入汽提塔(T-2301)顶部。汽提塔(T-2301)是一座筛 板塔。它的底部通入的是 40KpaG 的低低压蒸汽，通过水蒸气的气提作用，脱除自塔顶流下的工艺凝 液中的烃类物质。由该塔塔顶排出温度为 77左右的烃-水蒸汽混合物在汽提塔冷凝器（E-2307）中 同汽提塔进料换热而被冷却冷凝，所得 71左右的冷凝液返回油水分离器(V-2305),未冷凝的气体同 主冷器（E2305）管程排放的未冷凝气体汇合成的物流进入后冷器（E2306）.汽提塔塔底温度为 82 左右的约为 61.5t/h 工艺凝液从塔底排出，经汽提塔釜液泵 P-2303 增压后，进入工艺水处理器（V- 2306A/B）加以处理，大部分作为锅炉给水排至界外，小部分则进入工艺凝液冷却器（E-2308）的壳 程，经冷却水冷却后，进入尾气压缩机（C-2301）作为喷淋水。汽提塔（T-2301）处于负压操作工 况，其负压由尾气压缩机（C-2301）产生。投料试车期间 C-2301 尚未启用时，负压则由开车用喷射 泵（P-2307）产生。 （3）尾气压缩机吸收部分）尾气压缩机吸收部分: 进入压缩机吸入罐(V-2307)的脱氢尾气由尾气压缩机(C-2301)抽吸，经压缩升压至 60KPaG 进入 压缩机排出罐(V-2310)切除水分，不凝气经尾气冷却器(E-2309)及（E-2310）冷却后进入吸收塔(T- 2302) 下部，吸收塔(T-2302)顶用来自吸收剂冷却器(E-2311)的贫油洗涤，吸收塔(T-2302)釜液由吸收 塔塔釜泵(P2305)输送经吸收剂换热器(E-2312A/B)回收热量后进入解析塔(T-2303)顶部，在解析塔底 部通入 40KPaG 蒸汽。吸收塔釜液经过汽提解析后变为贫油，由解析塔塔釜泵(P-2306)输送经吸收剂 换热器(E-2312A/B)回收热量和吸收剂冷却器(E-2311)冷却后进入吸收塔(T-2303)顶部。解析塔顶气体 去主冷凝器(E-2305)。 另外需要注意由于 C-2301 排出的粗氢气中含有相当数量的水，这些水会在 T-2302 塔釜沉积下来，故在 T-2302 塔 釜下端设有沉降区，沉积下来的水排往 V-305。 2、苯乙烯精馏、苯乙烯精馏部分部分 （1）苯乙烯粗馏）苯乙烯粗馏： 来自 300 号 P-2301 的脱氢液同来自苯乙烯精馏系统焦油 P-2409 的循环焦油（内含无硫阻聚剂 NSI）和来自 NSI 输送泵 P-2412 的 NSI 溶液在 X-2401 处得到混合，并通过一过滤器后进入苯乙烯塔 T-2401 中上部。T-2401 是一座在负压条件下操作操作的分馏塔，采用金属规整填料。塔顶操作压力 约为 12Kpa，操作温度约为 71；塔底操作压力约为 21 Kpa，操作温度约为 96.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 T-2401 塔顶馏出，进 入粗塔冷凝器 E-2402 壳程，得到的温度为 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，一部分凝液作为回流液返回 T-2401 塔顶；一部分凝液作为液环 式真空泵 P-2402 和 P-2410 的补充工作液；其余排向乙苯回收塔 T-2402 作进一步加工。粗塔冷凝器 E-2402 壳程中未冷凝气体进入粗盐冷器 E-2403,被管程的 0 度冷冻液进一步冷却到 9 度左右，产生的 凝液进入卧置的真空泵密封罐 V-2404 并实现气液分离，所得凝液通入粗塔回流泵 P-2402 的进口管 线；V-2404 中产生的少量尾气进入尾气冷凝器 E-2422 的壳程，经管程的 0 度冷冻液冷却后，凝液返 回 V-2404，而不凝气则被排放至大气中。 E-2403 的壳程的不凝性气体排向真空泵 P-2403 的吸入口。P-2403 气液环式真空泵，粗塔馏液 是它的工作介质，随着气体从 P-2403 排出，也带出一部分液体，所以必须在它的呼吸入口补充一定 量的新鲜液体。气-液混合物自 P-2403 排入真空泵分离罐，实现液体分离。液体同来粗塔回流泵 P- 2402 补充的液体汇合现在一起，经密封液冷却器 E-2405 冷却后，进入真空泵 P-2403 作为工作介质. V-2405 中分离出来的不凝性气体则排入真空泵密封罐 V-2404.以此达到压力平衡，并通过该的液封， 最终排到大气中。 粗苯乙烯塔 T-2401 塔底温度约 96的釜液苯乙烯和沸点比苯乙烯高的组分通过粗塔釜液泵 P-2401 抽吸出来，排向苯乙烯精制系统作进一步加工处理.粗苯乙烯塔 T-2401 塔底带有一套外置立式 热虹再沸器，它包括粗塔再沸器 E-2401 和粗塔凝水罐 V-2402 的设备。釜液在竖置的 E-2401 管程中 被壳程的 320Kpa(g)低压蒸汽回热,形成汽液两相混合.借助于从塔底至再沸器的液体与再沸器管程的 汽液两相流混合物之间的重度差实现釜液在塔诋和 E-2401 之间的自然循环,加热釜液的低压蒸汽自 E- 2401 壳程下部排至粗塔凝水罐 V-2402,实现气液分离后,凝水从 V-2402 底部排放,在卧置的粗塔回流槽 V-2403,再同 V-2404 下端排出的凝水及来自 V-2406 或 V-2410 的凝水汇合,最终排到工艺凝液处理系 统的油水分离器 V-2305 进行处理。 在 P-2401 和 P2402 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-2404 的支线,不合格料经 E- 2404 冷却后,输向中间罐区的脱氢液贮罐。 （2 2） 乙苯乙苯. .甲苯和苯回收：甲苯和苯回收： 来自上游粗苯乙烯分馏系统粗塔回流泵 P-2402 的物流进入本系统的乙苯回收塔 T-2402 中部,T- 2402 是一座填料塔,在负压条件下操作,塔顶操作压力约 46320Kpa(a),操作温度约 71;塔底操作压力 约 80Kpa(a),操作温度约 117,该蒸馏塔实现乙苯同沸点比它低的苯. 甲苯的分离,其釜液经乙苯回收 塔釜液泵 P-2413,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-2304,成为脱氢反应器的进 料。 乙苯回收塔 T-2302 塔底设外循环再沸器 E-2406,该再沸器的壳程通入 230kpa(g)蒸汽，加热管的 釜液。T-2402 塔塔顶温度约 80的溜出物进入乙苯回收塔冷凝器 E-2408 的壳程，同管程的冷却水换 热而被冷却冷凝。所获温度为 40左右的凝液排至乙苯回收塔回流罐 V-2406，实现气液分离。 分离出的气体排到缓冲罐 V-2411，凝液返回乙苯回流罐 V-2406；乙苯回收塔回流罐 V-2406D 凝 液则经乙苯回收塔回流泵 P-2404 增压,然后分成二股:其中一股作为回流液返回至乙苯回收塔 T-2402 塔顶;另一股物流送至罐区.卧置的乙苯回塔回流罐 V-2406 底部带有下凸的凝水收集室,当需排入凝水 时,凝水将同粗苯乙烯分馏真空系统的真空泵密封液罐 V-2404 所排放的凝水汇合,然后一同排至工世 凝液处理系统的油水分离器 V-2305 处理,当装置停车时, 乙苯回收塔 T-2402 的塔底物料和回流罐 V- 2406 的物料作为不合格料,排至粗苯乙烯分馏系统的不合格料冷却器 E-2404 加以冷却,然后排至中间 罐区,在正常操作时,不合格料排放管线中无流量。 （3 3）苯乙烯精馏：）苯乙烯精馏： 本系统接受粗苯乙烯分馏系统的粗塔釜液泵 P-2401 输送过来的釜液进行精馏分离等一系列加工 处理,获得本装置的主产品精苯乙烯,精苯乙烯塔 T-2403 是一座处于负压工况的高效填料精馏塔,塔顶 操作填压力约 12kpa(a),操作温度约 80;塔底操作压力约 16kpa(a),操作温度约 100,采用金属规整填 料,温度为 96左右的进料粗苯乙烯被导入该塔填料层中部,经精馏操作,所获塔顶馏出物进入精塔冷凝 器 E-2410 的壳程,同管程的冷却水换热而被冷却冷到 44左右面冷凝,其凝液排入立式的精塔回流罐 V-2408,实现气液分离,它收集的液体经精塔回流泵 P-2408 增压后分成二股:其一股物流作为精苯乙烯 塔 T2403 的塔顶回流液;另一股物流通过成品过冷器 E-2412 管程,被壳程的 0冷冻液冷却到 5左右, 所得物流便成为本工艺的主产品精苯乙烯,并被输送至罐区,若产品不合格则该股物流便被输送到中间 罐区的