长岭炼化12万吨年稀乙烯制乙苯装置内部培训教材.doc

。1. 概述1.1装置概况 本装置为中国石油化工股份有限公司长岭分公司12万吨/年催化干气制乙苯装置，为新建装置。 设计规模12万吨/年乙苯。装置开工按8400小时设计。操作负荷弹性60110%。 本装置采用中国石化的气相法干气制乙苯成套技术（SGEB）。 装置主要包括工艺部分和辅助公用工程部分。1.2装置组成 乙苯装置工艺过程分为催化干气脱丙烯部分、反应部分、分离部分、热载体部分、产汽部分、热水和冷冻水部分、燃料及放空部分等。1.3设计原则 1）采用国内先进、可靠的工艺技术和设备，使装置总体水平达到国内领先水平。 2）安全、环保、消防与设计同步进行，满足国家和地方标准及规范要求。 3）公用工程系统充分依托长岭分公司现有条件，节约装置投资。 4）装置采用DCS，满足集中控制要求。1.4设计特点本装置采用中国石化的气相法干气制乙苯成套技术（SGEB）。烷基化部分采用气相烷基化反应，催化剂采用上海石油化工研究院研制的催化剂（SEB-08）；烷基转移部分采用液相烷基转移反应，催化剂采用石油化工科学研究院研制的催化剂（AEB-1H）。2. 原料、辅助材料和产品2.1原料本装置原料为经过脱硫后的催化干气和新鲜苯，催化干气来自于新建3催化裂化装置和1催化裂化装置所产干气，分别脱完硫后经管道输送至乙苯装置，其中新建3催化裂化装置所产12.14万吨/年干气全部进乙苯装置，不足部分约4.97万吨/年干气由1催化裂化装置补足。新鲜苯由罐区经管道输送至乙苯装置。原料组成及性质如下：2.1.1催化干气催化裂化装置来的经过脱硫后的催化干气组成见表2-1 表2-1 催化干气组成组成1#催化裂化新建3催化裂化混合后组成混合后组成V%V%V%WT%H225.20 23.77 24.19 2.49 N218.36 19.12 18.89 27.07 O21.26 0.70 0.87 1.42 CO0.00 0.00 0.00 0.00 CH425.83 26.65 26.41 21.67 CO20.00 3.56 2.51 5.65 C2H612.80 12.07 12.28 18.89 C2H413.79 13.01 13.24 19.00 C3H61.66 0.83 1.07 2.31 C3H80.32 0.13 0.19 0.42 i-C4H100.22 0.04 0.09 0.27 i-C4H80.08 0.01 0.03 0.09 1-C4H80.06 0.02 0.03 0.09 n-C4H100.11 0.07 0.08 0.25 t-C4H80.05 0.00 0.02 0.05 c-C4H80.07 0.00 0.02 0.07 C50.19 0.02 0.07 0.26 备注：混合比例为全部3催化裂化干气量14452.38Kg/h，部分1催化裂化干量6069.34Kg/h。技术要求如下：丙烯：业主应充分考虑降低原料中丙烯含量的必要性，建议0.7V总硫（H2S）：20ppm水：饱和水进装置温度：40进装置压力：1.0MpaG2.1.2新鲜苯新鲜苯（石油苯）质量指标必须符合GB3405-89优级品要求，指标见表2-2表2-2 新鲜苯质量指标项目质量指标外观无色透明液体颜色（Hazen）不深于20密度（20，kg/m3)878-881酸洗比色酸层颜色不深于100ml，稀酸中含0.1g，重铬酸钾标准溶液总硫（ppm）2中性实验中性结晶点（干基）5.40蒸发残余物（mg/100ml）5纯度99.8 wt非芳1000ppm wt甲苯500ppm wt2.2辅助材料2.2.1烷基化催化剂 表2-3 烷基化催化剂规格催化剂型号SEB08外观圆柱状粒径/长度1.90.1/38mm大于80比表面积320m2/g堆积密度0.60.05Kg/L机械强度70N/cm2.2.2烷基转移催化剂表2-4 烷基转移催化剂规格催化剂型号AEB-1H外观球形尺23mm比表面积500m2/g堆比0.650.75g/ml孔容0.3ml/g主要组成SiO2-Al2O32.3产品性质2.3.1主要产品质量控制指标本装置的目标产品为乙苯，副产品有高沸物、丙苯馏分、烃化尾气。乙苯产品质量指标满足以下要求，见表2-5。表2-5 乙苯产品质量指标项 目 质 量 指 标优级品外观无色透明液体密度（20）kg/m3866870水浸出物6.08.0纯度 W%99.6异丙苯 W%0.03二乙苯 W%0.001硫 W%0.0003备注：乙苯产品中二甲苯含量为1000ppm本项目同时还副产少量的丙苯馏分、高沸物、烃化尾气。丙苯馏分可调和高标号汽油；高沸物主要为沸点高于三乙苯的物质，可按燃料油销售；烃化尾气作燃料气使用。2.3.2主要产品性质 主要产品预期产品规格气体产品组成见表2-6、液体产品组成见表2-7.表2-6 气体产品预期组成组成wt富丙烯催化干气烷基化尾气不凝气H23.330.2N236.114.26O21.890.41COCO20.17.1412.28CH40.0128.5414.26C2H614.4322.4457.97C2H43.090.240.44C3H650.24C3H89.510.03碳四17.010.05碳五5.021.02非芳0.016.57芳烃0.590.32.51合计100100100表2-7 液体产品预期组成组成wt乙苯丙苯高沸物苯0.07甲苯0.04乙苯99.701.35苯乙烯0.080.05二甲苯0.08丙苯0.0386.92甲基乙苯4.63-甲基苯乙烯0.89丁苯5.16二乙苯1.00高沸物100合计1001001003. 生产方法及流程简述3.1生产方法本装置采用中国石化的气相法干气制乙苯成套技术（SGEB）生产乙苯。3.2工艺原理简述干气制乙苯工艺原理主反应：C2H4+C6H6=C6H5C2H5 烃化反应生成乙苯C6H4(C2H5)2+C6H6=2C6H5C2H5 反烃化反应生成乙苯主要副反应：C6H5C2H5+C2H4=C6H4(C2H5)2 烃化反应生成二乙苯C6H4(C2H5)2+C2H4=C6H3(C2H5)3 烃化反应生成多乙苯C3H6+C6H6=C6H5C3H7 烃化反应生成丙苯C6H5C2H5= C6H4(CH3)2 异构化反应生成二甲苯nCnH2nCnH2nn 烯烃聚合生成非芳3.3工艺流程简述 本装置工艺过程分为催化干气脱丙烯部分、反应部分、分离部分、热载体系统、产汽部分、热水和冷冻水系统等。3.3.1催化干气脱丙烯部分 催化干气进乙苯装置后进入催化干气水洗罐（0262-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，另一个作用是用水将携带的MEA除去。罐内设填料一段，罐底设水底循环泵（0262-P-101AB），水洗用水循环使用。从催化干气水洗罐顶部出来的气体依次进入催化干气换热器（0262-E-101）、催化干气过冷器（0262-E-102）与丙烯吸收塔（0262-T-101）塔顶出来的低温催化干气、冷冻水换热，温度降低至15，从中部进入丙烯吸收塔。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（0262-E-101）与进塔的催化干气换热回收部分冷量后去反应部分，丙烯吸收塔设中间抽出，液体经丙烯吸收塔中间泵（0262-P-128A/B）抽出后，进入贫液富液换热器（0262-E-103）与贫液换热后返至丙烯吸收塔第50层塔盘，富含丙烯的吸收剂从塔底部出来进入解吸塔（0262-T-102）。丙烯吸收塔底重沸器（0262-E-106）热源为热载体。解吸塔进料进入解吸塔后，塔顶气相进入解吸塔顶蒸汽发生器（0262-E-107）冷凝冷却，然后进入解吸塔回流罐（0262-D-102），冷凝下来的液体用解吸塔回流泵（0262-P-103A/B）送至解析塔顶部，未冷凝的气体从解吸塔回流罐顶部出来后进入解吸塔顶气冷却器（0262-E-108）进一步冷凝冷却，然后进入解析塔顶分液罐（0262-D-103）进行气液分离，冷凝下来的液体用解析塔顶凝液泵（0262-P-104A/B）送入解吸塔回流罐，未冷凝的气体出装置。解吸塔塔底物料用吸收剂循环泵（0262-P-102A/B）加压后依次通过贫液富液换热器（0262-E-103）、贫液开工冷却器（0262-E-105）、贫液过冷器（0262-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（0262-E-107）产0.5Mpa蒸汽，解析塔底重沸器（0262-E-109）热源为热载体。3.3.2反应部分 乙苯装置反应分为烷基化反应和烷基转移反应。脱除丙烯后的催化干气分四路进入烷基化反应器（0262-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(0262-F-102)加热至340400后进入烷基化反应器顶部。烷基化反应器操作条件：温度330430，压力0.8Mpa，苯：乙烯分子比67，乙烯重量空速为0.20.5h-1。从烷基化反应器出来的反应产物首先进入反应产物循环苯换热器（二）（0262-E-110），再进入反应产物循环苯换热器（一）（0262-E-111）与烷基化反应用循环苯换热。从分离部分来的循环苯进入循环苯罐（0262-D-105）后，用循环苯泵（0262-P-106A/B）抽出后分为两路，一路为烷基环反应用循环苯，另一路为烷基转移反应用苯。烷基环反应用循环苯先依次通过新鲜苯循环苯换热器（0262-E-115）与新鲜苯换热，然后经反应产物循环苯换热器（二）（0262-E-110）、反应产物循环苯换热器（一）（0262-E-111）换换热并汽化至230，进入循环苯加热炉(0262-F-102)。反应产物被冷却至162.5，然后进入反应产物苯塔进料换热器（0262-E-112）与苯塔进料换热被冷却至134.2，换热后被冷凝下来的液体用反应产物中间凝液泵（0262-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（0262-E-113）用循环水冷却至40，被冷凝下来的液体，自流至分离部分的烷基化尾气吸收塔（0262-T-103）底部，未冷凝的气体最后进入反应产物过冷器（0262-E-114）用冷冻水冷凝冷却至15，最后自流至分离部分的烷基化尾气吸收塔（0262-T-103）底部。烷基化反应器设两台，一开一备。从分离部分来的烷基转移料与从分离部分来的烷基转移用苯进入烷基转移反应进料罐（0262-D-103）混合后用烷基转移反应进料泵（0262-P-108A/B）升压至3.0Mpa，然后进入烷基转移反应进料加热器（0262-E-116）用热载体加热至反应所需温度，最后进入烷基转移反应器底部。烷基转移反应器操作条件为：温度170245，压力2.83.2 Mpa，苯：烷基转移料重量比为58，烷基转移料重量空速1.52.0h-1。从烷基转移反应器顶部出来的烷基转移产物降压后进入分离部分的循环苯塔（0262-T-104）。烷基转移反应器设一台。烷基化催化剂、烷基转移催化剂均采用器外再生。烷基化催化剂在在开工前需要活化，活化介质为氮气，采用电加热器加热氮气。3.3.3分离部分 自反应产物过冷器（0262-E-114）来的反应产物进入尾气吸收塔（0262-T-103）底部，在0.66MPa压力下闪蒸，闪蒸汽相与自上而下的吸收及逆向接触，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笨等重组分、反应产物冷凝冷却器（0262-E-113）壳侧凝液等液体混合后，自塔底经吸收塔底泵（0262-P-101A/B）压送至反应产物-笨塔进料换热器（0262-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（0262-T-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（0262-E-112）过来的物料，一股是烷基转移反应产物，一股是新鲜苯。三股物料在不同位置进入循环苯塔（0262-T-104）后，苯及不凝气从塔顶蒸出进入循环苯塔塔顶冷凝冷却器（0262-E-117），冷凝冷却后进入循环苯塔回流罐（0262-D-107），凝液经由循环苯塔回流泵（0262-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罐顶出来后进入脱非芳塔进料。循环苯塔侧线抽出循环苯，用循环苯塔侧线抽出泵（0262-P-111A/B）送至循环苯罐（0262-D-105）供反应部分用苯。塔底物料经循环苯塔底泵（0262-P-129A/B）抽出后，一部分物料送至乙苯精馏塔，其余物料送至循环苯塔重沸炉(0262-F-103)，部分气化后返回塔底。循环苯塔塔顶冷凝冷却器产120热水。脱非芳塔进料从底部进入脱非芳塔（0262-T-105），脱非芳塔塔顶气体经脱非芳塔顶冷凝冷却器（0262-E-119）和脱非芳塔顶后冷器（0262-E-120）冷凝冷却，然后进入脱非芳塔回流罐（0262-D-108）进行气液分离，不凝气从脱非芳塔回流罐顶出来后进入燃料气分液罐（0262-D-116），液体用脱非芳塔回流泵（0262-P-112A/B）送至脱非芳塔顶部作为脱非芳塔回流。脱非芳塔塔底物料用脱非芳塔底泵（0262-P-113A/B）送至循环苯塔或循环苯罐。脱非芳塔底重沸器（0262-E-137）热源采用1.0Mpa蒸汽。乙苯精馏塔进料进入乙苯精馏塔（0262-T-106）后，乙苯从塔顶蒸出，进入乙苯精馏塔顶蒸汽发生器（0262-E-121）冷凝，冷凝液进入乙苯精馏塔回流罐（0262-D-109），经乙苯精馏塔回流泵（0262-P-114A/B）加压后，一部分打入塔顶作为回流，另一部分进入乙苯产品冷却器（0262-E-123）冷却，合格乙苯产品送至罐区乙苯罐，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（0262-P-115A/B）加压后，分为两路：一路作为丙苯塔进料送至丙苯塔（0262-T-107）；另一路作为尾气吸收塔（0262-T-103）的循环吸收剂依次经循环吸收剂烷基转移料换热器（0262-E-124）、循环吸收剂冷却器（0262-E-125）、循环吸收剂过冷器（0262-E-126）冷却至15，进入尾气吸收塔塔顶。乙苯精馏塔顶蒸汽发生器产0.5Mpa蒸汽，乙苯精馏塔底重沸器热源为热载体。丙苯塔进料进入丙苯塔（0262-T-107），丙苯从塔顶蒸出进入丙苯塔顶蒸汽发生器（0262-E-127）冷凝，冷凝液进入丙苯塔回流罐（0262-D-111），然后经丙苯塔回流泵（0262-P-117A/B），一部分打入塔顶作为回流，另一部分由丙苯冷却器（0262-E-129）冷却至40后，送至丙苯罐（0262-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，约四天一次。塔底物料经丙苯塔底泵（0262-P-118A/B）送入多乙苯塔（0262-T-108）。丙苯塔顶蒸汽发生器产0.5Mpa蒸汽，丙苯塔重沸器热源为热载体。多乙苯塔进料进入多乙苯塔后，二乙苯、三乙苯等组分从塔顶蒸出进入多乙苯塔顶冷凝器（0262-E-130）冷凝，冷凝液进入多乙苯塔回流罐（0262-D-113），一部分经多乙苯塔回流泵（0262-P-119A/B）打入塔顶作为回流，另一部分经烷基转移料泵（0262-P-120A/B）送入反应部分。塔底物料经多乙苯塔底泵（0262-P-121A/B）送至高沸物冷却器（0262-E-132）冷却至40后，送入高沸物罐（0262-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，约六天一次。多乙苯塔顶冷凝器产热水，多乙苯塔重沸器（0262-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，经多乙苯塔回流罐顶部冷却器冷却后，由液环式真空泵（0262-PA-102A/B）抽出排入火炬总管。3.3.4热载体系统热载体进装置后送入热载体罐（0262-D-115），由低点退油泵（0262-P-132）送入热载体循环系统。热载体经热载体泵(0262-P-120A/B/C）抽出，加压后送入热载体加热炉（0262-F-101-A/B）加热到305。分三路送至丙烯吸收塔重沸器、烷基转移进料加热器、乙苯塔底重沸器作热源。从丙烯吸收塔底重沸器出来的热载体进入解吸塔底重沸器作热源。从乙苯塔底重沸器出来的热载体分两路，分别进入丙苯塔底重沸器、多乙苯塔底重沸器作热源。从解析塔底重沸器、烷基转移进料加热器、丙苯塔底重沸器、多乙苯塔底重沸器出来的热载体混合后返回热载体泵。热载体循环使用。停工或检修时热载体用热载体开停工冷却器（0262-E-134）冷却、氮气压送至热载体罐。3.3.5产汽部分界区外来的除氧水分别送入解析塔顶蒸汽发生器、乙苯塔顶蒸汽发生器和丙苯塔顶蒸汽发生器发生0.5Mpa蒸汽。发生的蒸汽并入蒸汽管网。3.3.6热水和冷冻水系统冷冻水从溴化锂制冷机(0262-PA-101A/B)出来，用冷冻水泵(0262-P-127A/B)加压送至催化干气过冷器（0262-E-102）、贫液过冷器（0262-E-104）、反应产物过冷器（0262-E-114）、脱非芳塔顶后冷器(0262-E-120）、循环吸收剂过冷器（0262-E-126），换热后返回溴化锂制冷机。溴化锂制冷机制冷采用热水制冷。热水用热水泵(0262-PA-126A/B)加压送至循环苯塔顶冷凝冷却器（0262-E-117）、多乙苯塔顶冷凝器（0262-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（0262-E-135）用循环水冷却。溴化锂制冷机两台并联操作。3.4主要工艺过程操作条件 3.4.1反应部分操作条件 表3-1 反应器工艺操作条件项目烷基化反应烷基转移反应工况操作活化操作活化反应温度330430515170245420压力MPa（g）0.80.10.382.83.20.10.2空速h-1乙烯重量空速0.2-0.5烷基转移料重量空速1.52.0苯：乙烯（分子比）67苯：烷基转移料（重量比）58备注允许压降0.1MPa装置开工时催化剂活化装置开工时催化剂活化 3.4.2分离部分操作条件 表3-2 塔器工艺操作条件项目操作温度操作压力MPa（abs）回流比（回流重量/塔顶产品重量）进料塔顶塔底回流罐塔顶塔底回流罐丙烯吸收塔1519.3238.51.01.05解吸塔238.5208.2234.9166.30.80.8350.652.47尾气吸收塔1527.4380.650.675循环苯塔127149.3230.11360.60.640.5515脱非芳塔136111.8133.2140.450.4750.414乙苯精馏塔230.1180.7236.6166.30.30.3350.253.89丙苯塔236.6195.5228178.70.250.270.270多乙苯塔228149.9243.9121.80.040.0550.025 3.4.3加热炉操作条件 表3-3 加热炉工艺操作条件项目热载体加热炉循环苯加热炉循环苯塔重沸炉进口温度250230230.1出口温度305340400231.4压力MPa（abs）1.10.851.10.91.10.9 3.4.4溴化锂制冷机操作条件 表3-4 溴化锂制冷机工艺操作条件项目热水冷冻水进口温度12010出口温度10054. 主要生产控制方案 4.1烷基化反应器（0262-R-101AB）的控制 烷基化反应器每个床层的下部温度通过催化干气入口流量控制，当下层温度过高时控制上一层的循环苯（冷苯）的入口流量，以满足反应温度的要求。 4.2烷基转移进料罐（0262-D-106）入口流量的控制 烷基化反应进料罐（0262-D-106）入口烷基转移料与循环苯流量组成比例控制，由多乙苯塔回流罐（0262-D-113）液位给定FIC10601，FIC10601的比例值给定FIC10602，达到控制烷基转移反应进料罐（0262-D-106）入口流量的目的。 4.3塔顶压力的控制 解吸塔（0262-T-102）、循环苯塔（0262-T-104）、脱非芳烃塔（0262-T-105）、乙苯精馏塔（0262-T-106）、及丙苯塔(0262-T-107)塔顶采用热旁路控制。通过控制塔顶蒸汽发生器出口（或入口）和旁路的调节阀实现塔顶压力的平稳。 4.4塔底的控制 解吸塔（0262-T-102）、循环苯塔（0262-T-104）、乙苯精馏塔（0262-T-106）、丙苯塔(0262-T-107)、丙苯吸收塔（0262-T-101）和多乙苯塔（0262-T-108）由灵敏板温度或塔底温度与塔底重沸器热载体流量组成串级控制以调节塔的热平衡。5. 装置物料平衡 乙苯装置加工量为12万吨/年乙苯，物料平衡按8400小时计算。物料平衡见表5-1. 表5-1 物料平衡序号名称Wtkg/ht/d104t/a备注一原料1催化干气65.8220521.72492.5217.242新鲜苯34.1810658.24255.808.95合计100.0031179.96748.3226.19二产品1乙苯45.8014279.56342.7112.002丙苯0.40124.122.980.103高沸物0.1548.231.160.044富丙烯催化干气2.97924.922.200.78去催化5烷基化尾气49.0415290.98366.9812.84进燃料气管网6不凝气1.64512.1612.290.43作为装置燃料气用合计10031179.96748.3226.196.消耗指标6.1 公用工程消耗表6-1 公用工程消耗序号项 目单 位数 量备 注1循环水t/h2532.2最大32002电kW.h/h1333.43蒸汽 1.0MPa蒸汽t/h0.782最大10t/h0.5MPa蒸汽t/h-16.693外输4新鲜水t/h10间断5除氧水t/h16.6936除盐水t/h20开工用、间断7凝结水 1.0MPat/h-0.782外输8净化压缩空气m3n/h4009非净化压缩空气m3n/h600间断10氮气 12MPam3n/h400间断 0.7 MPam3n/h200最大量3000 m3n/h11燃料气kg/h4956自产，6509kcal/kg12含油污水t/h66.2催化剂及化学药剂消耗表6-2 催化剂和化学药剂消耗序号名 称年用量t一次装入量t预期寿命年备 注1烃化催化剂9.136.442反烃化催化剂4.317.243热载体20034瓷球14107. 主要设备选型 7.1反应器类 乙苯装置共设3台反应器，其中烷基化反应器2台，一开一备；烷基转移反应器1台。1） 烷基化反应器采用固定床反应器，反应器直径为3000，内设五段床层。反应器顶部设气相苯分布器和集灰器，上面四段床层上方设催化干气分布器。第二、三、四、五段上方设冷苯分布器。2） 烷基转移反应器采用固定床反应器，底部进料、顶部出料，反应器直径为1300，内设三段床层。烷基转移反应器设一台。 7.2塔类 乙苯装置共设8台塔，其中板式塔7台，填料塔1台。1） 丙烯吸收塔 板式塔，塔内共设70层塔盘，上直径为2400，下端直径为2800，塔板间距为450mm； 塔盘采用高效浮阀塔盘，塔中段设中间抽出口和返回口。2） 解吸塔板式塔，塔内共设35层塔盘，精馏段直径为2200，进料口以上共15层，塔板间距为450mm；提馏段直径2600，共20层塔盘，塔板间距450mm。塔盘采用高效浮阀塔盘 。3） 尾气吸收塔板式塔，直径为1600，塔内共设30层塔盘，塔板间距为450mm；塔釜直径为1800. 塔盘采用高效浮阀塔盘 。4） 循环苯塔板式塔，塔内共设70层塔盘，精馏段直径为3200，进料口以上共52层，塔板间距为450mm；精馏段设侧线循环苯抽出口；提馏段直径3600，共18层塔盘，塔板间距500mm。塔盘采用高效浮阀塔盘 。5） 脱非芳塔板式塔，塔内共设30层塔盘，直径为1200，塔釜进料，塔板间距为450mm。塔盘采用高效浮阀塔盘 。6） 乙苯精馏塔板式塔，塔内共设80层塔盘，直径为2800，精馏段进料口以上共60层，塔板间距为450mm；提馏段20层塔盘，塔板间距450mm。塔盘采用高效浮阀塔盘 。7） 丙苯塔板式塔，塔内共设40层塔盘，直径为1400，精馏段进料口以上共