50万吨年苯乙烯工程建设工程可行性研究报告.doc

50万吨/年苯乙烯工程建设项目总 论1.1 拟建单位概况项目名称：阿贝尔化学有限公司50万吨/年苯乙烯项目单位名称：阿贝尔化学（江苏）有限公司 项目地址：江苏泰兴经济开发区 企业性质：中外合资企业法人：xxx1.2 投资方概况阿贝尔化学（江苏）有限公司是由香港新昌源国际集团有限公司、新昌源化工(江苏)有限公司与江苏常丰亚诚化工有限公司共同投资组建的中外合资股份制有限公司，总的注册资金4000万美元。其中：香港新昌源国际集团有限公司占40， 新昌源化工(江苏)有限公司占40，江苏常丰亚诚化工有限公司占20。新昌源化工(江苏)有限公司是香港新昌源国际集团有限公司在国内投资的全资子公司。香港新昌源国际集团有限公司是香港公民杨清妹为法人的股份制有限公司，该公司资金实力雄厚，具有良好的商业信誉，投资人才及经营管理人才济济，善于投资于发展前景广阔、利润丰厚、资金回笼快、抗风险能力强的项目，曾在世界多个国家投资。新昌源化工(江苏)有限公司即为该集团有限公司在中国大陆投资的全资项目。新昌源化工(江苏)有限公司是根据香港新昌源国际集团有限公司在大陆地区的发展战略，从2007年开始，在镇江市大港国际化工园区内兴建的一所全资的大型现代煤化工企业。 该项目一期工程占地260亩，投资约为5400万美元，以钢铁行业、炼焦行业副产的重苯、煤焦油为原料，通过加氢等工艺处理，主要产品为加氢苯（石油级）、甲苯、二甲苯等。新昌源化工(江苏)有限公司现有员工500多人，其中具有高级职称的工程技术人员30多人，具有中级职称的工程技术人员50多人，企业采用现代化的管理模式，选用具有国际先进水平的生产工艺技术，引进了法国道达尔公司的全套生产设备。至今，该项目的一期工程的建设已接近尾声，预计将于2009年11月底以前试车投产。该大型现代煤化工项目全部建成后，总占地面积将达760多亩，工程总投资达3亿多美元。企业主要生产加氢苯（石油级）、甲苯、二甲苯、环己烷、苯乙烯等五大类化工产品，年销售额将达28亿人民币以上，年利税将达到10000多万元人民币。 江苏常丰亚诚化工有限公司是一家由魏亚非为法人的民营股份有限公司。该公司主要进行粗甘油的精制，原料粗甘油经脱轻，精馏等工艺过程，制得产品工业甘油和精制甘油，年销售收入达6亿多人民币，利税达3000万人民币。江苏常丰亚诚化工有限公司现有员工200多人，其中，具有高级职称的工程技术人员10多人，具有中级职称的工程技术人员30多人，企业采用现代化的管理模式，所生产的产品质量上乘，在国内外市场上享有良好的声誉。1.3 项目概况1.3.1 项目建设背景苯乙烯单体（SM）是重要的有机化工原料之一，主要用于生产聚苯乙烯树脂（PS）、丙烯腈丁二烯苯乙烯三元共聚物（ABS）树脂、苯乙烯丙烯腈共聚物（SAN）树脂、丁苯橡胶和丁苯乳胶（SBR/SBR乳胶）、离子交换树脂、不饱和聚酯以及苯乙烯系列热塑性弹性体（如SBS）等，此外还可以用于制药、染料、农药、涂料以及选矿等行业，是石油化工的主要基础产品和重要的有机化工原料，是仅次于PE、PVC、EO的第四大乙烯衍生产品。苯乙烯的下游产品聚苯乙烯产量，在合成树脂中位居第四。近年来，随着科学技术的进步，各行各业的迅猛发展，对聚苯乙烯树脂需求量越来越大，促成了世界对苯乙烯需求量的急剧增加。而我国苯乙烯产品的生产起步较晚，产量较低，2003年时，国内苯乙烯产量仅有94.82万吨，而表观消费量达360.27万吨，自给率只有26.32%。虽然近几年有了较快的发展，苯乙烯的产量年均增长率高达15.7% ，但仍然远远无法满足下游装置生产的需求，每年还需大量进口，1997年进口量44万吨而2005年猛增到281.2万吨，年平均增长率高达36.2。尽管自2008年以来，世界各国的经济发展都受到了经济危机的冲击，对我国的经济发展也有很大的影响，但在以胡锦涛同志为总书记的党中央正确领导下，我国国民经济的发展速度仍达到了8%以上，对苯乙烯的需求量仍然很大。目前，国际上的经济危机已开始缓慢消退，各国的经济开始复苏，我国的经济发展则更为高歌猛进地发展，根据目前己知的下游装置新、扩、拟建计划，预计到2010年，苯乙烯下游产品装置表观需求量将达到620万吨，届时缺口将达到170万吨。在当前机遇和挑战并存的新形势下，新昌源化工(江苏)有限公司与江苏常丰亚诚化工有限公司为实现各自的发展战略目标，在抓好各自主业的同时，将致力于石油化工产业的发展。按照投资省、见效快的原则，在充分考虑市场前景后，共同投资，组建阿贝尔化学（江苏）有限公司，在江苏省泰兴经济开发区筹建50万吨/年苯乙烯及相关项目。1.3.2 项目建设地点项目建设地点位于泰兴经济开发区内。1.4 建设规模与产品方案及产品规格本装置建设规模：年产苯乙烯50万吨。分为两套生产装置建设，能力各25万吨/年，平行生产，年操作时间8000小时。其中一套装置的乙苯生产单元将同时按乙烯法和乙醇法两种工艺路线建设，届时将根据各自生产成本的高低，启用不同的生产工艺。 本装置按两套生产系统设置，各套系统生产能力均为250000吨/年苯乙烯，其中一套系统的乙苯生产单元设置乙醇法和乙烯法两种生产工艺，另一套系统只设置乙烯法的生产工艺，苯乙烯生产单元均采用国内先进成熟的乙苯脱氢精馏生产工艺。总的建设规模见表1-1。表1-1 装置的建设规模序号装置名称年生产能力（万吨）主要产品操作时间技术来源备注1苯乙烯装置50苯乙烯80001.1乙苯生产单元26.962乙苯8000乙醇法和乙烯法注国内技术1.2苯乙烯生产单元252苯乙烯8000国内先进成熟的乙苯负压绝热脱氢精馏技术国内技术从市场调查得知，原料乙烯的价格一直是随国际原油价格的变化而变化，而原料乙醇的价格相对于乙烯来说、比较稳定。当国际原油的价格每桶超过90美元时，乙醇法的生产成本将低于乙烯法的生产成本，而当国际原油的价格每桶低于90美元时，乙醇法的生产成本将高于乙烯法的生产成本。为适应国际原油市场价格的变化，采用不同的生产工艺，以降低生产成本，提高产品的市场竞争能力。本装置的产品、副产品和中间产品包括：苯乙烯单体、乙苯、甲苯、残油/焦油等。 （1）产品苯乙烯的规格 苯乙烯 99.8 % wt -甲基苯乙烯 300 ppm wt 颜色 10 APHA 醛类（以苯甲醛计） 100 ppm wt 过氧化物（以H2O2 计） 25 ppm wt 硫 5 ppm wt 氯化物（以CL- 计） 1 ppm wt 聚合物 10 ppm wt TBC 15 ppm wt 二甲苯 60 ppm wt 水 200 ppm wt （2）副产品甲苯的规格 甲苯 97.8 % wt 非芳 1.4 % wt 乙苯 0.1 % wt 苯 0.7 % wt （3）副产品焦油的规格苯乙烯 7.6 % wt 甲基苯乙烯 1.75 % wt NSI 1.75 % wt 重组份 40.3 % wt 聚合物 48.6 % wt （4）中间产品乙苯的规格外观 无色透明液体密度(15.6/15.6) 0.8660.87水浸出物PH值 6.08.0乙苯 99.6 % wt 苯 0.2 % wt甲苯 0.12 % wt二甲苯 700PPm wt苯乙烯 0.012 % wt异丙苯 0.01 % wt二乙苯 10PPm wt硫 3PPm wt氯离子 1.0 PPm wt游离水 无1.5 项目主要建设规模阿贝尔（江苏）有限公司50万吨/年苯乙烯项目建设内容包括乙苯、苯乙烯主生产装置，为其配套的中间罐区、变配电装置、地上管网系统、地下管网系统等辅助生产设施；循环水系统、消防系统、空压站、氮气站、冷冻站、污水处理系统等公用工程及150吨/时自备锅炉、17万立方米的化学品罐区等配套设施工程，锅炉不在此次项目申请范围之列。1.6 工艺技术与设备苯乙烯装置由乙苯生产单元和苯乙烯生产单元两部分组成。本项目乙苯生产单元，为灵活适应国际市成场原油价格的变化，而降低生产成本，采用了乙醇法和乙烯法两工艺技术。1.6.1 总工艺流程本报告装置总工艺流程中，其中一套的乙苯生产单元采用两种生产工艺。一种是江苏常丰亚诚化工有限公司开发的乙醇与苯分子筛气相烷基化制乙苯工艺技术；另一种是国内先进成熟的乙烯与苯气相烷基化制乙苯的技术。苯乙烯单元采用国内先进成熟的乙苯负压绝热脱氢精馏技术。用乙醇法和用乙烯法生产乙苯，再由乙苯经脱氢生产苯乙烯的总物料平衡分别见表12和表13 。表12 乙醇法总物料平衡表项目介质名称流量（kg/h）年产量/耗量（吨/年）备注原料苯24938199504乙醇16180129440中间产品乙苯33700269600产品苯乙烯31250250000苯乙烯对乙苯的消耗定额为1.060吨/吨副产品甲苯5834662残油/焦油14.3 / 321114 / 2567脱氢尾气132310584做燃料或做为下游产品原料表13 乙烯法总物料平衡表项目介质名称流量（kg/h）年产量/耗量（吨/年）备注原料苯24938199504乙烯896571715中间产品乙苯33700269600产品苯乙烯31250250000苯乙烯对乙苯的消耗定额为1.060吨/吨副产品甲苯5834662残油/焦油14.3 / 321114 / 2567脱氢尾气132310584做燃料或做为下游产品原料注：脱氢尾气的量是未扣除水蒸气时的流量值。1.6.2 工艺技术概况1、乙苯生产工艺技术乙苯是重要的石油化工原料，主要用于生产高分子单体聚苯乙烯。乙苯的生产可以采用各种不同的方法，目前国内外大生产上主要采用的是用乙烯和苯为原料，在催化剂作用下，通过乙烯与苯的烷基化反应制取乙苯（乙烯法）。再是由江苏常丰亚诚化工有限公司会同全国有关高校、科研单位，在消化吸收了引进的烷基化装置的基础上，开发的以乙醇和苯为原料，在催化剂的作用下经烷化反应生产乙苯技术（乙醇法）。（1）乙烯法工艺技术国内外工业化的乙烯法生产工艺就催化剂来区分可分为AlCl3液相烷基化（烃化）法和分子筛烷基化法两大类。在1980年以前，AlCl3液相烷基化工艺是制造乙苯的主要工业方法，世界上几乎所有的乙苯都是采用此工艺技术生产的。但AlCl3液相烷基化工艺，在不同程度存在设备腐蚀、环境污染、维护费用高等问题，这就促使人们寻求和开发更先进的替代工艺。从1980年开始，美国Mobil公司与Badger公司合作推出了分子筛气相烃化制乙苯工艺。该工艺使用Mobil公司的专利分子筛ZSM-5作催化剂，具有无腐蚀、无污染、流程简单、热能回收利用率高等优点，成为当时最先进的乙苯工艺。此后，Mobil/Badger工艺在全球乙苯技术市场获得迅速推广，目前已占据了世界乙苯总生产能力的一半左右。同时，Mobil公司和Badger公司为了保持其技术领先地位，增强竞争力，一直致力于分子筛气相烃化工艺和催化剂的改进，迄今已推出了三代催化剂及工艺。催化剂再生周期得以延长，从第一代的仅29天，提高到第三代的一年。我国乙苯生产装置大都是由苯烃化制乙苯的生产工艺。国内乙苯生产技术状况大致如表1-4所示。表1-4 国内乙苯生产技术状况 生产厂规模（万吨/年）技 术技术来源兰化公司合成橡胶厂4.4AlCl3液相法国内技术吉化公司有机合成厂3.6AlCl3液相法国内技术吉化公司有机合成厂10.0分子筛液相法UOP/Lummus燕化公司化工一厂8.4分子筛液相法国内技术齐鲁公司塑料厂6.0改良AlCl3液相法Lummus/Monsanto茂名石化公司10.0分子筛液相法UOP/Lummus扬子巴斯夫12.0分子筛液相法UOP/Lummus广州石化公司8.0ZSM-5分子筛气相法（第三代）Mobil/Badger大庆石化化工三厂6.0ZSM-5分子筛气相法（第三代）Mobil/Badger盘锦乙烯工业公司6.0ZSM-5分子筛气相法（第二代）Mobil/Badger抚顺石化石油二厂3.0FCC干气ZSM-5分子筛气相法国内技术林源炼油厂3.0FCC干气ZSM-5分子筛气相法国内技术大连石化公司10.0FCC干气ZSM-5分子筛气相法国内技术丹化集团公司1.5AB96分子筛气相法上海石化院金陵石化公司炼油厂0.3C8馏分超精制法岳化总厂涤纶厂0.3C8馏分超精制法合 计92.5由表1-4可见，我国乙苯的生产厂家中，以传统AlCl3法和改良AlCl3法生产乙苯的约占总生产能力的15%左右。我国对乙苯生产技术的进步十分重视，有关科研单位、高等院校同生产厂家密切合作，对引进的分子筛烃化装置进行消化吸收，博采众长，为实现乙苯生产的分子筛催化剂和工艺技术国产化开展了卓有成效的研究开发工作。中国石化上海石油化工研究院在中国石化股份有限公司科技开发部的直接领导和组织下，多年来一直致力于气相烷基化制乙苯分子筛催化剂和工艺的研究、开发工作，并取得了一定的成果。“七五”期间研制的AB-90催化剂，基本达到了国外第一代催化剂的性能水平，并在中国石化科技开发部主持下通过了专家评审。“八五”期间，上海石化院继续从事气相烷基化催化剂的改进研究和成套工艺技术的开发工作，研制的AB-96催化剂于1997年通过了中国石化科技开发部组织的技术鉴定，并于1999年成功地应用于盘锦乙烯责任有限公司6.6万吨/年乙苯引进装置，各项技术指标都达到或超过了国外同类催化剂的水平，每年可为用户带来可观的经济效益。针对国外第三代气相烷基化工艺，中国石化上海石化院从1997年起又开展了AB-97烷基化催化剂和AB-97-T烷基转移催化剂的研究工作。研制的AB-97烷基化催化剂和AB-97-T烷基转移催化剂均表现出优良的活性、选择性和稳定性。2001年6月，这两种催化剂通过了中国石化科技开发部组织的技术鉴定，并先后于2002年6月和2003年7月成功地应用于大庆石化总厂化工厂6.6万吨/年乙苯引进装置上，迄今装置运转稳定正常。双方技术人员的标定结果表明：AB-97催化剂的综合性能与国外同类催化剂的水平相当，完全可以满足工业生产的要求，替代进口催化剂；此外，AB-97催化剂也已用于广石化的8.5万吨/年乙苯引进装置上。 中国石化上海石油化工研究院在AB系列烷基化和烷基转移催化剂开发成功的基础上，通过消化吸收引进技术，结合多年来基本有机原料成套技术开发和工业实践经验，采用流程模拟技术，开发了具有自主知识产权的分子筛气相烷基化制乙苯成套工艺技术；采用数学模型同冷模试验相结合的方法，开发了具有进口气体预分布器的多段层式绝热固定床反应器。对江苏丹化集团公司原有的AlCl3液相法乙苯装置进行技术改造，实现了分子筛气相烷基化制乙苯成套工艺技术及烷基化反应器的国产化。2003年9月，中国石化股份有限公司科技开发部主持召开了该项目的鉴定会，与会专家一致认为：所开发的气相烷基化工艺技术，成熟可靠，流程合理先进，与引进的同类生产装置相比，技术指标达到国际先进水平，可用于国内新建或改造乙苯生产装置。（2）乙醇法工艺技术利用乙烯与苯的烷基化反应生产乙苯，所用的原料乙烯主要来自于石油炼制。所以其价格受国际市场的原油价格所制约，随国际市场原油价格的变化而变化，直接影响到乙苯的生产成本。随着全球石油资源及能源的紧张，现代产业倡导资源节约和利用可再生资源的发展方向，乙苯的生产工艺路线向着寻求利用可再生资源的方向发展。江苏常丰亚诚化工有限公司与国内有关科研单位、高等院校等单位密切合作，对引进的分子筛烃化装置进行消化吸收，博采众长，开展了卓有成效的研究工作。自主开发了以乙醇和苯为原料直接合成乙基苯与二乙苯的工艺技术。以乙醇替代乙烯作为原料，不同于经由乙醇脱水制得乙烯，再用乙烯与苯进行烷基化反应的工艺路线，克服了原用乙醇脱水制乙烯，再用乙烯与苯烷基化制乙苯的工艺能耗高、乙醇的利用率低及工艺流程与装置复杂的缺点，本工艺技术采用乙醇与苯为原料直接合成乙基苯，一步完成苯的乙基化反应，不需单独进行乙醇的脱水反应，乙醇的利用率高，工艺流程简单，综合能耗降低。反应原理：（1）乙醇脱水C2H5OH C2H4 + H2O + （-HR）（46KJ/mol） （2） 乙烯与苯烷基化两个反应在同一反应器内完成，该技术使用的催化剂同时具备乙醇脱水与乙烯烃化两个功能。以苯和乙醇为原料，包括以下步骤：A) 苯乙基化反应：苯和乙醇加热气化后，进入装有分子筛催化剂的反应器中，进行乙基化反应；B) 苯回收：将乙基化反应产物进行精馏，分离得到苯和乙基苯/二乙苯的混合物；将回收苯经脱水后再回用到乙基化反应；C）分离精制：将乙基苯/二乙苯的混合物精馏，分离得到目的物乙苯和二乙苯。原料苯为石油苯或焦化苯，原料乙醇为工业乙醇或粮食乙醇。乙基苯与二乙苯的合成方法，以乙醇替代乙烯作为原料，直接投入烃化反应器，省去了乙醇脱水的步骤，一步完成苯的乙基化反应，工艺流程简单，乙醇的利用率高，大量节省投资与操作费用。可以利用廉价的乙醇，尤其是可再生资源粮食乙醇。本工艺技术的苯单耗与乙烯路线相当，乙醇单耗小，且催化剂装填量小，空速大，充分利用反应热作为蒸馏热源，装置的热利用率高。总之，本技术的综合成本与其它生产方法相比有其一定的优势，具有较强的竞争力。在江苏某地已经建成全国第一套采用本工艺技术、年产15000吨乙苯的工业化装置。该装置达到了一次开车成功，各项考核指标接近乙烯法制乙苯的装置。该企业采用乙醇直接与苯气相烃化工艺技术，结合上海石化院新研制的催化剂，在一台反应器同时发生脱水与烃化。一步法制乙苯，省去了乙醇脱水的装置投资与操作费用。本工艺技术的开发基于分子筛高温气相烃化流程的优点，并从资源的可持续发展考虑，采用可再生资源乙醇代替目前日益紧张与价高的乙烯，并省去了乙醇制乙烯的工艺步骤，经济上有一定的竞争力，产品的质量符合苯乙烯生产的要求，缺点是催化剂的消耗量与装置综合能耗略高于乙烯法，但与乙醇制乙烯后、再用乙烯与苯制乙苯的两步法相比，综合经济指标优势明显。为规避放大效应造成的风险，本项目所建设的乙醇法生产乙苯装置（按年产27万吨计）的设计采用2套反应系统，每套生产线能力13.5万吨/年，放大倍数为现有成熟经验的1.5万吨/年乙苯装置的9倍。后续精馏系统的生产能力与27万吨/年乙苯装置配套。2、 两种苯烃化工艺技术的比较乙烯法生产工艺是乙苯生产的传统工艺，历史悠久，生产经验与管理经验丰富，尤其是随着科学技术的进步，新型分子筛催化剂的开发应用，各项生产指标都有了新的突破，技术更趋完善，但其原料乙烯的供应来源却在很大程度上受国际原油价格的制约，从而使乙苯、乃至于苯乙烯的生产成本都将受到影响。乙醇法生产工艺是近年来由国内开发的新技术，生产工艺简短，节能、环保等优点突出，是值得推广应用的新技术。该工艺技术尽管在国内已建成投产了15000吨/年的生产装置，取得并积累了大量的生产数据和经验，也显示出了工艺简短、节能等一系列的优点，但尚缺乏大型化的实际经验。本研究报告编制的指导思想是：一是能灵活应对国际市场原油价格的变化，根据国际原油价格的变化来调整乙苯的生产工艺，自主把握乙苯生产成本，最大限度的提高产品市场竞争能力，故在两套乙苯生产装置的其中一套，建设一套采用乙醇法生产乙苯的生产装置，生产规模将对应于250000吨/年苯乙烯。二是利用国内开发、研制的新型烷基化催化剂AB-97型和AB-97-T型烷基转移催化剂及多段层式绝热固定床反应器为基础的分子筛气相法制乙苯成套工艺技术，采用以国产编制大型乙苯装置工艺包，建设本项目的两套乙苯及苯乙烯生产装置，使整个项目的生产工艺技术全部国产化。今后若干年，随着我国的汽车工业、绝缘体工业、包装工业和日用品工业的发展，国内将拥有日益扩大的乙苯/苯乙烯市场。乙苯生产技术立足国内，将打破外国厂商的垄断地位，改变我国分子筛法乙苯装置技术上依赖国外的状况。更重要的是可使新建或改扩建的乙苯装置项目节省大量外汇，从而产生更大的经济效益和社会效益。1.6.3 乙苯脱氢工艺技术1、国外工艺技术概况我国于90年代以后，先后引进了多套10万吨/年苯乙烯装置，采用的苯乙烯生产工艺为Lummnus/UOP绝热脱氢技术，催化剂为G-84C。目前世界上最先进且己商业化的苯乙烯生产工艺是Lummnus/UOP 和washington/Fina绝热脱氢技术。据有关资料介绍，Lummnus/UOP 采用的催化剂己改为Styromax-5plus，水烃比由原来的1.30降为1.19，提高了乙苯转化率和选择性，使得装置的物耗、能耗得以降低，同时也降低了投资和运行成本。2 、国内工艺技术概况从六十年代起，国内开始苯乙烯工业化生产，主要是采用等温催化脱氢、绝热脱氢技术。八十年代起，随着我国引进的多套不同规模的苯乙烯生产装置的建成，通过对引进技术的消化吸收，上海石油化工研究院、华东理工大学及上海医药设计院联合开发了乙苯脱氢制苯乙烯技术，主要开发成果有：GS系列乙苯脱氢催化剂、负压绝热脱氢工艺、轴径向脱氢反应器。该国产化工艺技术1999年12月和2004年10月分别成功应用于大连10万吨/年苯乙烯装置和齐鲁石化公司20万吨/年苯乙烯装置改造（乙苯脱氢为14万吨/年）, 2006年8月江苏利士德化工有限公司采用该技术建设的15万吨/年苯乙烯装置也顺利投产。目前，国内成熟先进的乙苯脱氢制苯乙烯工艺技术为上海石油化工研究院、华东理工大学及中国石化集团上海工程有限公司联合开发。该乙苯脱氢工艺与国外Lummus/UOP公司的乙苯脱氢工艺比较见表1-5。表1-5 国内外已苯脱氢技术与茂名引进技术对比表项目Lummus工艺国产化技术（GS-10催化剂）技术路线负压、绝热负压、绝热催化剂寿命约2.5年2年反应器类型径向轴径向产品质量（苯乙烯）99.8%99.8%反应条件脱氢反应温度（）630658615640水烃比1.201.301.40单程一本转化率%6465选择性%（体积百分比）9797原料单耗t-EB / t-苯乙烯1.0601.060催化剂消耗（kg / t 苯乙烯）0.3690.531由上表可以看出，我国自行研制开发的乙苯脱氢工艺技术与国外技术相比除水烃比和催化剂单耗稍高于国外技术外，其他技术指标均达到或稍高于国外技术，乙苯脱氢制苯乙烯国产化技术在整体上达到了国际先进水平，该国产化技术已成功应用于大连10万吨/年苯乙烯装置和齐鲁石化公司20万吨/年苯乙烯装置改造，2006年8月江苏利士德化工有限公司采用该技术的15万吨/年苯乙烯装置也顺利投产。为了降低建设投资，本可研报告推荐采用国内乙苯脱氢工艺技术和催化剂。1.6.4 装置工艺流程本工艺装置由乙苯和苯乙烯两个生产单元以及凝液回收系统等辅助设施组成，下面就各部分流程简述如下：1、乙苯单元（1）乙醇法来自罐区的新鲜苯和原料乙醇分别在气化器E101、E102用中压蒸汽和烃化反应器进/出料换热器E103与高温反应出料换热而被蒸发成气相，进入反应器进料加热炉F101被加热到反应温度，进入装有烃化催化剂的绝热烃化反应器R101，在反应器生成乙苯。乙苯的单程收率在16%左右。反应器出料依次通过烃化反应器进/出料换热器E103壳程和苯回收塔再沸器E205管程而被冷却后，便进入苯回收塔T201进行精馏分离。进入苯回收塔，将未反应的苯蒸出，经分水后返回到苯气化器。该塔的塔釜以出反应器的高温反应气为热源加温，塔顶回收低压蒸汽送苯乙烯工段利用。新鲜苯同来自苯回收塔塔顶液罐的回流苯汇合，一同作为回流液而进入T201塔顶。T201塔底采出的粗乙苯则送至乙苯回收塔T202进一步精制成中间产品乙苯。在T202中，塔顶馏出物作为本单元的精制乙苯产品而输往苯乙烯单元或罐区，T202塔底采出物送入多乙苯（PEB）回收塔T203实现精馏分离。可循环组分PEB由T203塔顶馏出，通入PEB回收塔冷凝器E214壳程，同管程的冷却水换热而被冷却冷凝，并在PEB缓冲罐V212中实现汽/液分离。冷凝液（PEB）被泵压通过反应器进料加热炉F101对流室的第4段(自下往上数) 对流盘管，进而被导入反烃化反应系统进行烷基转移反应以增产乙苯。由V212析出的不凝气则被PEB塔真空泵P129/S抽吸，从而使 PEB回收塔T203实现真空操作。T203塔底产物多乙苯残油送至界外。多乙苯回收塔T203塔顶产出二乙苯送反烃化系统，先与苯定量配比，在加热炉F102加热到反应温度后进入反烃化反应器R102，反烃化反应器R102出料先后通过反烃化反应器进/出料换热器E128的壳程被冷却冷凝，进而被导入稳定塔T204。在T204的精馏过程中，比苯更易挥发的组分连同水一起由塔顶馏出，苯和比苯更重的组分（乙苯、多乙苯等）则由T204塔底排出，送到苯回收塔T201。装置设有再生系统，用于催化剂结焦时的烧焦再生。为减少氮气用量，再生气是循环使用的。（2）乙烯法来自罐区的新鲜苯、精馏工段回收的循环苯和界区外来的乙烯被导入烃化反应器R101。新鲜苯和循环苯汇合而成的进料苯在进入烃化反应器R101之前，先把它导入苯进料汽化器E102的壳程，管程的高压蒸汽将其加热而汽化，然后气相苯进料进入烃化反应器进/出料换热器E101的管程，与壳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F101被加热到反应温度。在烃化反应器中，苯和乙烯发生烷基化反应，生成乙苯及少量二乙苯、多乙苯等。反应器出料依次通过烃化反应器进/出料换热器E101壳程和苯回收塔再沸器E205管程而被冷却后，便进入苯回收塔T201进行精馏分离。T201塔顶馏出苯和轻组分尾气，其塔底则采出粗乙苯。新鲜苯同来自苯回收塔塔顶液罐的回流苯汇合，一同作为回流液而进入T201塔顶。T201塔底采出的粗乙苯则送至乙苯回收塔T202进一步加工。在T202中，塔顶馏出物作为本单元的精制乙苯产品而输往苯乙烯单元或罐区，T202塔底采出物送入多乙苯（PEB）回收塔T203实现精馏分离。可循环组分PEB由T203塔顶馏出，通入PEB回收塔冷凝器E214壳程，同管程的冷却水换热而被冷却冷凝，并在PEB缓冲罐V212中实现汽/液分离。冷凝液（PEB）被泵压通过反应器进料加热炉F101对流室的第4段(自下往上数) 对流盘管，进而被导入反烃化反应系统进行烷基转移反应以增产乙苯。由V212析出的不凝气则被PEB塔真空泵P129/S抽吸，从而使 PEB回收塔T203实现真空操作。T203塔底产物多乙苯残油送至界外。由PEB缓冲罐V212底部排出的循环PEB冷凝液流经F101的对流室第4段盘管被加热后，与来自苯回收塔塔顶液罐V202排放的尾气（主要组分为苯蒸汽）汇合，一同进入反烃化反应器进/出料换热器E128的管程，被壳程的反烃化反应器高温出料加热而汽化，然后返回F101，在F101对流室第2段对流盘管中被进一步加热到反烃化反应温度，再被导入反烃化反应器R102。在R102中，PEB同苯发生烷基转移反应，生成乙苯。反烃化反应器R102出料先后通过反烃化反应器进/出料换热器E128的壳程和反烃化反应器出料蒸汽发生器E234的管程而被冷却冷凝，进而被导入稳定塔T204。在T204的精馏过程中，比苯更易挥发的组分连同水一起由塔顶馏出，苯和比苯更重的组分（乙苯、多乙苯等）则由T204塔底排出，送到苯回收塔T201。该系统包括一台烃化（烷基化）反应器R101、一台反应器进料加热炉F101、一台反应器进/出料换热器E101和一台苯进料汽化器E102。在R101中，苯和乙烯于高温、中压下，在催化剂床层中发生烷基化反应生成乙苯及少量二乙苯、多乙苯等。该反应器由6段催化剂床层串联而成，苯和乙烯依次进入每一段催化剂床层。从界外引入的乙烯被分成6股，其中一股在流量调节阀控制下，同来自F101的主物流苯汇合，一起进入反应器顶部床层。其余5股乙烯也在各自流量调节阀控制下分别与对应的急冷苯物流在急冷苯流量调节阀下游汇合，然后5股（乙烯急冷苯）分别进入各自的段间多孔排管式气体分布器，并同来自上层的反应物料混合，一起进入下一段床层。由于烷基化反应是强放热反应，本工艺为了控制催化剂床层中的绝热温升，采取了将催化剂床层分成6段的措施，并在每两段床层之间，引入温度仅为250左右的急冷苯和常温乙烯，同来自上层的经烷基化反应而升温的热物料混合，使混合物料温度降到烷基化反应所需的起始温度，再进入下一段床层，继续在绝热状况下进行烷基化反应。因此，段间引入急冷苯和乙烯，乃是控制反应温度的必要而且有效的手段。根据催化剂状况，每段床层的出口温度在403（初期）422（末期）范围内，并按每段床层的绝热温升控制在18左右，来确定每个段间需引入的急冷苯和乙烯的流量。总的反应器压降则按0.40MPa（初期）0.54MPa（末期）进行设计。每段床层由三层固定床层组成，自下而上为支承层（6惰性氧化铝瓷球）、催化剂层（AB97型催化剂）和压紧层（19惰性氧化铝瓷球）。每层都插入测温元件。由每段床层的压紧层中测得的温度即代表该段的反应物料入口温度，并将它作为该段的控制温度。2、苯乙烯单元（1）乙苯蒸发及脱氢来自界外的原料乙苯在流量控制下，首先与乙苯回收塔釜液泵P413送来的循环乙苯汇合，再与来自界外的320KPaG配气蒸汽同时进入乙苯蒸发器E304壳程，并被管程320KPaG蒸汽间接加热后蒸发，获得温度约98的乙苯水蒸汽混合物，然后进入过热器E301壳程，被管程的刚从反应器R302流出的温度为566左右的反应气加热到500左右。这股乙苯水蒸汽物流在第一脱氢反应器R301底部的混合器处同来自蒸汽过热炉F301B室的过热到817的主蒸汽混合，温度达到615左右后立即进入反应器R301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R301流出物温度降至533左右。经历了第一阶段脱氢反应的物流继而进入位于第二脱氢反应器R302顶部的中间再热器之管程，同壳程的来自蒸汽过热炉F301A室的818过热蒸汽换热，管程的反应物料温度升至617，进入第二脱氢反应器R302的催化剂床层，实现第二阶段负压绝热脱氢反应。 乙苯经历了分别在R301和R302中完成的二个阶段绝热脱氢反应后，温度为566的反应产物从R302排出，首先进入（乙苯）过热器E301管程，同壳程的进料乙苯水蒸汽换热后进入低压废热锅炉E302的管程，加热壳程的锅炉给水，在壳程产生320KPaG蒸汽，反应产物自身温度便降至160，并进入低低压废热锅炉E303的管程。自E303流出的温度已降至120的反应产物仍呈气态，被导入下游的工艺凝液处理及尾气处理系统作进一步加工。脱氢反应的乙苯有效液体空速LHSV=0.4h-1。水比1.3（初期）1.45（末期）。第一脱氢反应器进口温度615（初期）640（末期），压力61KPaA；第二脱氢反应器进口温度617（初期）645（末期），压力55KPaA。脱氢反应的负压操作条件由尾气压缩机C301产生。（2）工艺凝液处理及汽提来自脱氢反应系统的反应产物进入该系统后，同尾气处理系统解吸塔T303塔顶排出的气流汇成的物流，进入急冷器X301。在此喷入温度为45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X301流出，继而进入主冷器E305的管程，被冷却到57（呈气、液两相），并实现气液分离。主冷器E305冷却后的气体同来自汽提塔冷凝器E307壳程的气态物流汇合并导入后冷器E306壳程，被管程的冷却水进一步冷却到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。主冷器E305排出的凝液同后冷器E306排出的凝液汇合，并集合其它物流，混合液温度约为52，进入油水分离器V305, 实现脱氢液同水的分离。V305顶部设置管线同主冷器E305管程气体出口管线连通，使V305释放出来的不凝性气体得到排放，并借此达到压力平衡，以便于进料物流进入V305。用脱氢液泵P301自油水分离器V305的油相收集室抽出脱氢液，输送到400#的粗苯乙烯塔T401，或输送到500#的脱氢液贮罐V501。用冷凝液泵P302自油水分离器V305的沉降室底部抽出水层的工艺冷凝水，进入聚结器V312，进一步实现油/水分离。所得油相工艺凝液由聚结器顶部溢出，返回油水分离器V305；所得水相工艺凝液自聚结器底部排出，经过一过滤器，进入汽提塔冷凝器E307的管程，与壳程温度为77左右的汽提塔顶气换热，继而进入混合器X302，同蒸汽直接混合升温至73左右后作为汽提塔进料进入汽提塔T301顶部。汽提塔T301是一座筛板塔。它的底部通入40KPaG的低低压蒸汽，通过水蒸汽的汽提作用，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E307中同汽提塔进料换热而被冷却冷凝，所得73左右的冷凝液返回油水分离器V305，未冷凝的气体同主冷器E305管程排放的未冷凝气体汇合成的物流，进入后冷器E306。汽提塔塔底的温度为82左右的约89t/h工艺凝液从塔底排出，经汽提塔釜液泵P303增压后，进入工艺水处理器 V306A/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E308的壳程，经冷却水冷却后，部分作为急冷水，部分进入尾气压缩机C301。汽提塔T301处于负压操作工况，其负压由尾气压缩机C301产生。开工期间C301尚未启用时，负压则由开车用喷射泵P307产生。（3）尾气压缩及吸收由工艺凝液处理系统收集的不凝性气体（尾气）汇合成的物流，进入本系统的压缩机吸入罐V307，被尾气压缩机C301抽吸，经压缩升压，排出的气液两相物流进入压缩机排出罐V310，实现气液分离。V310罐底收集的工艺凝液受液面控制而排放到工艺凝液处理系统的油水分离器V305中进行处理。V310罐顶排出的气体物流进入尾气冷却器E310的壳程，同管程的冷却水换热而被冷却冷凝。所得凝液返回压缩机排出罐V310，而它排出的气体物流除一部分回流到C301进口管线（由压缩机进口压力控制流量）外，其余部分则进入吸收塔T302下部。吸收塔T302系填料塔，塔顶操作压力约43KPaG，操作温度约38；塔底操作压力约53KPaG，操作温度约50。来自解吸塔T303塔底并经E312和E311冷却到38的吸收剂从它的顶部向下喷淋，将进料物流中夹带的芳烃物质加以吸收，未被吸收的尾气送至V302，作为蒸汽过热炉F301的燃料。吸收塔T302底部收集的吸收了芳烃物质的吸收剂在液面控制下被吸收塔釜液泵P305抽吸出来。这股物流先后流经吸收剂换热器E312和吸收剂加热器E313，被加热到110左右，进入解吸塔T303顶部。T303是一座真空条件下操作的填料塔，塔顶操作压力约52KPaA，操作温度约105；塔底操作压力约56KPaA，操作温度约99。它的底部通入40KPaG的低低压蒸汽, 把吸收剂在T302中吸收的芳烃解吸出来, 所得芳烃和水蒸汽混合气体从T303塔顶排至工艺凝液处理系统同来自脱氢反应系统的反应产物汇合后进入急冷器X301处理。T303底部得到经解吸的温度约99的吸收剂，它被解吸塔釜液泵P306抽吸出来， 并先后经吸收剂换热器E312和吸收剂冷却器E311被冷却到38左右，然后返回到吸收塔T302塔顶，再次喷淋下来吸收尾气中的芳烃物质。在解吸塔釜液泵P306的出口管线上分别接出支线，用来从界外补充新鲜吸收剂和将废吸收剂排至焦油贮罐V502B；吸收塔T302塔底有一条排液管线通向工艺凝液处理系统的油水分离器V305。它在正常操作时无流量。（4）苯乙烯粗馏来自300#P301的脱氢液同来自苯乙烯精馏系统焦油泵P409的循环焦油（内含无硫阻聚剂NSI）和来自NSI输送泵P412的NSI溶液在X401处得到混合，并通过一过滤器后进入粗苯乙烯塔T401中上部。T401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12KPaA，操作温度约71；塔底操作压力约21KPaA，操作温度约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T401塔顶馏出，进入粗塔冷凝器E402壳程，得到的温度为45左右的凝液排至粗塔回流罐V401。然后，用粗塔回流泵P402自V401中抽出凝液，一部分凝液作为回流液返回T401塔顶；一部分凝液作为液环式真空泵P403和P410的补充工作液；其余则排向乙苯回收塔T402作进一步加工。粗塔冷凝器E402壳程中未冷凝气体进入粗塔盐冷器E403壳程，被管程的0冷冻液进一步冷却到9左右，产生的凝液进入卧置的真空泵密封罐V404并实现气液分离，所得凝液通入粗塔回流泵P402的进口管线；V404中产生的少量尾气进入尾气冷凝器E422的壳程，经管程的0冷冻液冷却后，凝液返回至V404，而不凝气则被送往脱氢系统蒸汽过热炉F301的炉膛烧掉。E403壳程的不凝性气体排向真空泵P403的吸入口。P403系液环式真空泵，粗塔馏出液是它的工作介质。随着气体从P403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P403排入真空泵分离罐V405，实现气液分离。V405中分离下来的液体同来粗塔回流泵P402补充的液体汇合在一起，经密封液冷却器E405冷却后，进入真空泵P403作为工作介质。V405中分离出来的不凝性气体则排入真空泵密封罐V404，以此达到压力平衡，并通过该罐的液封，最终排到F301炉膛烧掉。P403、V404、V405及E405等构成了苯乙烯分馏的抽真空系统。粗苯乙烯塔T401塔底温度约96的釜液（苯乙烯和沸点比苯乙烯高的组分）被粗塔釜液泵P401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T401塔底带有一套外置立式热虹吸再沸器，它包括粗塔再沸器E401和粗塔凝水罐V402等设备。釜液在竖置的E401管程中被壳程的320KPaG低压蒸汽加热，形成汽液两相流混合物。借助于从塔底至再沸器的液体与再沸器管程的汽液两相流混合物之间的重度差实现釜液在塔底和E401之间的自然循环。加热釜液的低压蒸汽自E401壳程下部排至粗塔凝水罐V402，实现气液分离后，凝水从V402底部排放。在卧置的粗塔回流槽V401和真空泵密封罐V404二台设备的底部都带有一个下凸的凝水收集室。V401的凝水经过排水罐V403, 再同V404下端排出的凝水及来自V406、V410的凝水汇合，最终排到工艺凝液处理系统的油水分离器V305进行处理。在P401和P402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E404的支线。不合格料（一般是因开停车或事故而排放的物料）经E404冷却后，输向中间罐区的脱氢液贮罐V501。这二条支线在正常操作时无流量。（5）乙苯、甲苯和苯回收来自上游粗苯乙烯分馏系统粗塔回流泵P402的物流进入本系统的乙苯回收塔T402中部。T402是一座F1浮阀塔，在正压条件下操作，塔顶操作压力约56KPaG，操作温度约120；塔底操作压力约95KPaG，操作温度约162。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162的热乙苯及部分二甲苯）经乙苯回收塔釜液泵P413，压送至脱氢反应系统同原料乙苯汇合后进入乙苯蒸发器E304，成为脱氢反应器的进料。乙苯回收塔T402塔底设外循环再沸器E4