苯乙烯工艺技术规程简介.doc

第一章 工艺技术规程1.1 装置概况1.1.1 装置简介1.1.1.1 装置生产能力：本装置年产100000吨聚合级苯乙烯单体，年产1440吨甲苯副产品及年产160000吨中间产品乙苯(全部用于生产苯乙烯)。生产能力是根据装置日操作24小时，年净操作7200小时确定的。苯乙烯小时产率是13.89t/h。装置的设计操作弹性为 50100%。1.1.1.2苯乙烯产品性质： a) 外观：无色透明油状液体。 b) 主要用途：用于制聚苯乙烯、合成橡胶、离子交换树脂等。 c) 熔点()：-30.6 d) 沸点()：146 e) 密度g/cm3 0 0.9237 20 0.9059 f) 饱和蒸汽压(kPa)：1.33/30.8 g) 溶解性：不溶与水，溶于醇、醚等多数有机溶剂。 h) 临界温度()：369 i) 临界压力(MPa)：3.81 j) 燃烧热(kJ/mol)：4376.9 k) 燃烧性：易燃 l) 闪点()：34.4 m) 自燃温度()：490 o) 稳定性：稳定(低温下) p) 聚合危害：能发生 1.1.1.3 产品用途：苯乙烯是石油化工的基本原料， 用来生产各种合成树脂，如通用级聚苯乙烯(GPS)，高抗冲聚苯乙烯(HIPS)、AS、ABS、MBS 及各种改性聚苯乙烯树脂等，广泛用于汽车制造，家用电器和玩具制造等工业部门。 苯乙烯和丁二烯制成的丁苯橡胶大量用于轮胎制造，丁苯胶乳则用于纺织和造纸，丁苯嵌段共聚物SBS热塑性弹性体用于制鞋等轻工、手工业部门。氢气是有机化工生产基本原料之一。广泛用于加氢反应、加成反应中，应用非常广泛。1.1.1.4 技术来源、专利商、设计、建设及施工单位该装置是引进美国ABB/Lummus 专利技术，日本三菱重工业株式会社负责基础工程设计，并提供主要设备和材料。吉化集团设计院负责施工图设计，由吉化集团建设公司承建。1.1.1.5 装置规划、设计、建设、开工时间及投资情况装置1995年纳入国家“双加”工程项目之一，是为10万吨/年ABS装置提供原料的生产车间。1997年9月16日破土动工，1998年10月28日正式投料生产。 1.1.1.6 装置占地面积、位置、设备及仪表总台件、电气总容量该装置占地面积35235平方米，建筑面积5193.87平方米。位于厂西侧中部。该装置现有固定资产原值51493.6万元，有设备303台，总吨位2150.416吨，其中引进设备253台，公司控设备0台。厂控设备17台。动密封点有442个，静密封点有119382个。1.1.1.7 装置变动、改造情况2000年实施了变压吸附制氢装置，利用脱氢工段产生的脱氢尾气制取纯氢。年创效益：1435万元 2002年6月完成了乙苯单元改扩建项目，乙苯能力由10.55万吨提高到16万吨/年（操作时数：7200小时）。2005年对BA301炉进行改造，新上一台蒸汽过热炉； 同时对DA-403塔内件进行了更换。1.1.1.8 装置特点：本装置将根据Lummus/UOP在沸石催化剂作用下利用乙烯和苯生产中间产品乙苯的技术和Lummus/Monsanto/UOP通过乙苯脱氢生产苯乙烯的“经典”苯乙烯技术进行设计。本装置采用了一种独特的反应系统以得到高单程转化率和高选择性，同时保证安全，无故障作。本系统，包括蒸汽过热器、过热蒸汽输送管道、反应器和反应器流出物换热器，作为一个机械和热力的整体单元来设计。这种整体的方法带来了安全、紧凑和可靠的设计。本装置是基于使用StyromaxPlus-5型催化剂。这是一种最先进的脱氢催化剂，具有较高大活性和较高的选择性。较高的活性可以使乙苯的单程转化率在较低的运行初期温度就能达到，因此，提高了催化剂的运行时间。苯乙烯蒸馏使用市场上可以得到的阻聚剂。这种阻聚剂比含硫催化剂更有效，并且允许苯乙烯焦油作为燃料进行清洁的燃烧。整个脱氢系统，包括脱氢反应器、多用途废热换热器流出物冷凝系统的压力降被降到最低以在压缩机入口处提供尽可能的压力，同时，在脱氢反应器内提供最低的实际压力。因此，在反应器内可以得到有利于选择性的低压而不提高压缩能和投资。1.1.1.9岗位设置：装置包括乙苯单元、苯乙烯单元和制氢单元,共有6个生产岗位，分别生产半成品乙苯、成品苯乙烯、氢气、苯乙烯重油等。 烷基化和转烷基化岗位：原料乙烯由乙烯压缩机输送到烷基化反应器，与界外来的苯共同在催化剂EBZ-500的催化作用下生成烷基化液进入乙苯精馏岗位；从界外来的苯与乙苯精馏岗位分离出的二乙苯共同进入转烷基化反应器，在催化剂EBZ-100的催化作用下生成转烷基化液再进入乙苯精馏岗位进行精馏操作。 乙苯精馏岗位：从烷基化和转烷基化岗位来的烷基化液和转烷基化液进入乙苯精馏岗位后，经苯塔、脱出苯塔、乙苯塔、多乙苯塔多次精馏后生成半成品乙苯，副产二乙苯、残油等。 乙苯脱氢岗位：乙苯在脱氢催化剂的作用下，高温脱氢制取脱氢混合液和脱氢尾气。 苯乙烯精馏岗位： 将脱氢混合液进行初步精馏分离，分离出产物苯、甲苯、乙苯、苯乙烯、甲基苯乙烯、苯乙烯焦油。 中间仓库和公用工程岗位：本岗位主要为生产装置临时储存装置的原料和产品，负责其它岗位所需的各种水、气、汽、风。 变压吸附岗位：在吸附剂的作用下从脱氢尾气中生成外送产品纯氢气和副产解吸气。1.1.2 生产工艺原理 1.1.2.1 烷基化反应在催化剂EBZ-500存在的情况下，乙烯和苯进行烷基化反应生成乙基苯（EB）：C2H4+C6H6C2H5C6H5烷基化不只停留在乙苯，烷基化还接着发生，理论上生成整个系列的多乙基苯（多乙苯），即： C2H4+ C2H5C6H5（C2H5）2C6H4（二乙基苯） C2H4+（C2H5）2C6H4（C2H5）3C6H3（三乙基苯） C2H4+（C2H5）3C6H3（C2H5）4C6H2（四乙基苯）C2H4+（C2H5）4C6H2（C2H5）5C6H（五乙基苯） C2H4+（C2H5）5C6H（C2H5）6C6 （六乙基苯）这些反应都是快速的一级不可逆反应，在酸存在时，反应几乎同时发生。烷基化反应采用沸石EBZ-500催化剂，这种催化剂含有酸性的“活性点”，整个系统内的反应物通过催化剂的微孔扩散到活性点，发生反应后，产物通过微孔通道扩散出来进入流动的物流中。从动力学上看，反应速度常数随着已经连在苯环上的乙基数而增加。例如，对于生成DEB的相应速度常数大约为生成EB的（速度常数）的两倍。这个进程一直进行到空间阻碍作用，由于增加了乙基位于苯环空位的难度而有效地减缓反应；较大分子在颗粒内部扩散难度的增加限制了他们靠近活性点。所以，五乙基苯和六乙基苯的生成进行得非常之慢因而只有痕量生成。一般来说，因为PEB必须反烃化为EB，所以，期望最大可能程度地抑制PEB的生成。主要的副反应是两个苯环通过一个乙基连接而结合起来，生成物是1，1二苯乙烷。苯基也可能是先前已经烃化的而生成如1，1乙基二苯乙烷一类的化合物。还发生很小程度的环缩合反应，生成如烷基化蒽那样的物质。所以这些物质都代表产率的损失而应当减为最小。在烃化反应器过程中保持大大过量的苯，为的是：达到100%的乙烯转化抑制PEB的生成带走乙烯和苯反应放出的热量减少那些代表净产率损失的副反应烃化中生成的PEB于EB精馏部分被回收，并连续地循环回到反烃化。烃化反应器被设计为一个上流的绝热填料床反应器。设三个相同设计的烃化反应器，它们对液体苯流为串联操作而对乙烯蒸汽流为并联操作。总的苯物流在第一个烃化反应器的底部进入，顶部出来进入第二个反应器底部，过量苯带走反应生成的热量。将乙烯流分为两段有两个优点：在每个反应器段中保持较高的苯/乙烯比；减少每段的温升，这将大大简化工艺设计。每个烃化反应器设两个催化剂床，每床下带支承板。为了保持各床层上更高的苯/乙烯比，乙烯通过位于各床层下的分布器于两个分开的点导入。苯或第一个烃化反应器的出料则通过位于每烃化反应器底部支承板下的一个独立的分布器引入。因为烃化反应非常快，反应在催化剂床上比较短的空间内发生，将这一部分1.1.2.2 转烷基化反应转烷基化反应指的是将乙基从一个苯环转移到另一个苯环上的过程： C6H6+（C2H5）2C6H42C2H5C6H5 C2H5C6H5+（C2H5）3C6H32（C2H5）2C6H4 （C2H5）2C6H4+（C2H5）4C6H22（C2H5）3C6H3转烷基化反应是可逆的，在动力学上是二级反应，而且接近于热动力平衡。这些反应的热量全部达到中和而不引起温度变化。因此，乙基化的苯之间的平衡并不明显的随温度而移动，可能只受到反应剂组成的影响。如同在烷基化中一样，转烷基化反应也发生在沸石催化剂的酸性活性点上，而且也类似地发生某些副反应，生成甲苯、异丙苯及一些重质化合物。对于给定的反应器催化剂尺寸，通过：反应剂在催化剂床较长的停留时间，较高的反应温度，较高的苯对PEB比例来增加PEB向期待产物EB的转化率。如同在烃化中一样，在反烃化中也保持高过量的苯以获得对EB的高的转化率和好的选择性。1.1.2.3 乙苯脱氢（1）脱氢主反应乙苯(EB)通过强吸热脱氢反应生成苯乙烯(SM)：C6H5C2H5= C6H5C2H3+H2 乙苯 苯乙烯 氢气 H600=125kJ/mol（2） 副反应 乙苯/苯乙烯混合物还会发生某些不受平衡限制的一次反应。这些反应主要是脱烷基反应，反应式为： C6H5C2H5=C6H6+C2H4 乙苯 苯 乙烯 C6H5C2H5+H2=C6H5CH3+CH4 乙苯 氢 甲苯 甲烷 其它反应生成少量的-甲基苯乙烯和高沸物。 甲烷和乙烯都与蒸汽重新反应。甲烷反应式如下：CH4+2H2O=CO2+4H2水/汽反应接近平衡时的反应式如下：CO2+H2=CO+H2O一般地，甲烷和乙烯的量低于期望的生成的苯和甲苯的量。一氧化碳通常占氧化物含量的10摩尔%，碳的10mole%。（3）主要控制参数： 脱氢反应系统中主要控制参数是：温度（第一和第二入口） 蒸汽/乙苯重量比 乙苯进料率记住本工段的目的是在限制的设备内尽可能经济的生产苯乙烯，设计产率时应通过控制第一和第二段入口温度使转化率保持接近设计值。这两处温度应相同。但如果第二段入口温度比第一段入口温度稍高一些则可能对选择性有些好处 蒸汽/乙苯比千万不要降到低于设计值，因为催化剂老化速率可能加快。以较高的蒸汽/乙苯比操作，尤其是以降低了的产率操作将会降低操作成本，因为转化率（入口温度给定）、选择性和精馏蒸汽的稍微改进都要优于所增添的稀释蒸汽的消耗。 乙苯转化率的另一个主要控制参数是反应器入口温度。当催化剂老化时，这些温度也要逐渐增高以维持转化率及给定因进料率的产量。如果达到设备或输送管线设计温度，那么稍微增加蒸汽/乙苯比（在设备能力范围内）能稍许延长催化剂色使用寿命。只要任何持续期间蒸汽/乙苯比不降至设计值之下，乙苯进料率也能增加。 操作期间总是应保持为最低的一个参数是第二段出口压力。该参数由压缩机吸入口压力有效控制，按照压缩机性能要求，此压力应尽可能低。 当稍低于设计产率运行时，最经济的操作可能是维持设计的蒸汽速率。通过过热器并且以设计的转化率运行或通过调节反应器入口温度使转化率稍高些。当以非常低的产率操作时，应降低蒸汽/乙苯比不超过1.7仅由于经济原因。1.1.2.4 精馏岗位（1）精馏原理 所谓精馏是将挥发度不同的各组分组成的混和液在精馏塔中进行多次部分气化和多次部分冷凝使其分离成几乎纯组分的过程。在精馏塔中，自下而上地上升的蒸汽，每经过一块塔板与板上液层接触一次（在塔板上布置有浮阀或泡罩等元件，以利于这种接触），就部分冷凝一次。根据蒸汽每经过一次冷凝，其气相（未凝的气相）中易挥发组分必然增大的原理，由塔底往上至塔顶，每块塔板上升蒸气中易挥发组分的含量逐渐增大，从而塔顶经每块塔板下降的回流液体，由于与上升蒸汽接触，每经过一块塔板就部分汽化一次。根据混合液每经过一次部分气化，其未气化的液相中易挥发组分必然减少的原理，由塔顶往下至塔釜（再沸器），每块塔板回流的液体中易挥发组分的含量逐渐减少。总而言之，全塔各板中，易挥发组分在气相中的浓度自上而下逐渐增加，在其液相中的浓度自上而下逐渐减少；温度自下而上逐渐降低。在生产中，通常把精馏塔进料板以上的部分称为精馏段，进料板以下的部分（包括进料板）称为提馏段。提馏段的作用是提高塔顶产品中易挥发组分的浓度，提馏段的作用是提高塔底产品（釜液）中难挥发组分的浓度。而浓缩重组分的结果，是使随釜液带走的轻组分数量减少，因此也就提高了轻组分的收率。对重组分来说，则正好相反。在实际生产中，常根据塔顶和塔底产品的组成和收率的要求，可以是既有精馏段又有提馏段的完整精馏塔，也可以只有精馏段或只有提馏段的不完整精馏塔。在精馏塔中，气液两相在塔板上逆流接触，使混合液得到分离，这种操作过程称为精馏或分馏。精馏过程所以能够进行是因为每块板上都同时存在气液两相。对于稳定连续的精馏塔，进料的组成及数量是一定时，塔顶及塔底产品的量是由这两个产品的组成所决定的。轻组分的损失率随釜液轻组分组成的降低，并随塔顶产品中轻组分的组成的增高而增高。所以要降低轻组分的损失，不是靠精馏段，而是靠提馏段。根据精馏原理可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，而必须同时有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配有原料预热器、回流泵等附属设备，才能实现整个操作，再沸器的作用是提供一定量的上升蒸气流，冷凝器的作用是获得液相产品及保证有适宜的液相回流，因而使精馏段能连续稳定地进行。（2）精馏过程的操作分析A 回流比对精馏操作的影响及选择 回流比对精馏操作的影响 在操作中，回流比是一个对产品的质量和产量有重大影响而又便于调节的参数。回流比增大后，完成同一分离任务所需要的理论板数将减小，冷凝器、再沸器的负荷都增大，显然，这是不利的因素。如减小回流比，变化的情况刚好与上述相反，应当合理地选择回流比，使其总的方面最为有利。 实际回流比的选择由上可知，全回流和最小回流比，都不能为实际生产所采用，实际回流比应在全回流和最小回流比之间。可以从经济核算的角度来选择最适宜的回流比。即根据要求使操作费及设备费的总和为最小的原则来确定。B 操作压强的影响各种不同的精馏塔其操作操作压强也不同，有的在常压下操作，还有些塔在减压下操作。塔的操作压强的确定，一般从以下几个方面考虑。 看是否需要用提高压强的办法降低塔顶冷凝器的冷却介质级别。提高压强可以使操作温度升高。如在常压下塔顶蒸汽可以通过水冷以及其它廉价冷却介质就可以冷凝下来，一般不提高压强。 看是否需要用提高压强的办法降低对设备材质的要求，如由特殊低温钢材改用普通合金钢；或由合金钢改用普通碳钢。 适当提高压强，由于气体密度增加，在原有设备的基础上可以提高塔的生产能力。 提高压强后，被分离溶液的相对挥发度要降低，因而使分离困难。为了达到同样的分离要求，必须增加塔板数或加大回流比，这一点对分离高纯度产品时尤为显著。 有些化合物，温度升高到一定程度时，会产生分解、聚合、缩合等化学反应。因此，就需要降低操作压强，甚至采用真空操作。 在均相共沸体系中，共沸组成有时对压强比较敏感，可通过选择适当的操作压强避开共沸点。 看是否需要通过提高压强的办法，提高塔顶物流温度，从而再生蒸汽或其它装置进行热集成。C 操作温度的影响 在一定的操作压强下，气液平衡与温度有密切的关系，不同的温度对应着不同的气液平衡组成。塔顶温度是塔顶产品组成下的露点温度。塔釜温度是塔釜物料组成下的泡点温度。由此可见，不同的操作温度，对应着不同的产品组成，因此操作温度可以反应产品的质量。当操作压强恒定时，操作温度要保持相对稳定。若温度改变，则产品的质量和产量都相应地发生变化。如塔顶温度升高时，塔顶产品中重组分含量增加，因此虽然塔顶产品产量可以增加，但质量却下降了。又如塔釜温度升高，则同样会使塔顶产品中重组分含量增加，质量下降。应予指出，温度是随压强变化而变化的，在操作压强基本稳定的情况下，温度的变化常常由于蒸馏釜中加热蒸汽量、冷凝器中冷却介质流量、回流量、釜液面高度、进料状态的变化而造成。因此，可以通过调节这些条件使温度稳定。可以说精馏过程是一个多因素的“综合平衡”过程。而温度的调节在精馏操作中起着最终的质量调节作用。1.1.2.5 苯乙烯精馏和贮存苯乙烯聚合反应的速率随着浓度、温度和时间增加而增加。苯乙烯阻聚剂的加入能够适当减缓阻聚速度，因此在正常精馏操作中，采用有效的阻聚剂，可以防止苯乙烯聚合。即使在环境温度下液相苯乙烯也会聚合，未加阻聚剂的苯乙烯，可以与自身反应或者与氧反应生成苯乙烯-氧共聚物，因此在苯乙烯贮存过程中，也需要加入阻聚剂。苯乙烯精馏工艺中，有两个地方需要加入阻聚剂：一个是精馏塔，一个是产品贮存系统。精馏塔内，苯乙烯的温度可以高达120，阻聚剂主要是为了阻止高温下聚合物的生成。苯乙烯贮存温度通常低于20，聚合反应速率降低，用阻聚剂的主要目的是阻止苯乙烯氧化。在本装置内，精馏塔内使用的阻聚剂是2，4-二硝基-邻叔丁基苯酚(DNBP)，它与苯乙烯焦油一起离开系统，由于DNBP会影响苯乙烯下游工艺，因此它不能带入苯乙烯产品。苯乙烯贮罐使用的阻聚剂是四叔丁基邻苯二酚(TBC)，TBC含量太高也会对苯乙烯下游工艺造成影响，因此苯乙烯产品中TBC含量控制在10-15 wPPm。在设计过程中，为降低操作温度，苯乙烯精馏塔均在真空下操作的。此外，把整个精馏塔的压降设计成最低。苯乙烯浓度高的部位（如塔釜和塔顶罐），为减少苯乙烯停留时间，降低聚合物生成，则把容器体积降至最小。苯乙烯液体是无色的。在贮存或运输期间，苯乙烯可能改变颜色，从而影响聚苯乙烯产品。以下原因可引起苯乙烯产品颜色改变： 铜或铜合金能形成溶于苯乙烯的铜盐，致使苯乙烯变成绿色或兰绿色。 苯乙烯氧化物会在苯乙烯中产生颜色。 TBC与空气反应形成深颜色的化合物。 来自管线或罐的锈，能与TBC反应，使苯乙烯变成黄色或黄绿色。因此，在设计和操作过程中，要避免由于上述原因造成苯乙烯产品带色。1.1.3 工艺流程说明1.1.3.1烷基化岗位（1）烷基化反应单元从界外来的乙烯经过流量表FI-1001、电磁阀XV-1001和TI-1001（温度在2040），然后经过EA-107冷却，进入乙烯压缩机吸入罐（FA-101）缓冲后， FA-101有液面指示LI-1001可现场进行排液，脱除可能夹带的液体，由乙烯压缩机（GB-101&S/B）中的两台进行升压，压缩机入口有压力指示PI-1005，压力正常在1.3 MpaG左右。乙烯压缩机（GB-101&S/B）的出口压力由压力控制器PC-1006控制（正常控制在4.1MpaG左右），超压时，通过压缩机回流管线经乙烯压缩机旁路冷却器（EA-108）冷却多余气体(冷却温度达不到时，可投用冷却器EA-107)后返回压缩机吸入罐（FA-101）来控制。压缩机出口有温度指示TI-1003温度正常在108左右。压缩后的乙烯首先进入乙烯压缩机（GB-101&S/B）出口缓冲罐（FA-102）稳定压力后，然后分别在乙烯流量控制器FC-1404、FC-1406控制下送入三号烷基化反应器（DC-104）的中部和底部，FC-1104、FC-1106控制下送入一号烷基化反应器（DC-101）的中部和底部，FC-1117、FC-1119控制下送入二号烷基化反应器（DC-102）的中部和底部。每股乙烯流量正常控制在1.00t/h。从中间仓库新鲜苯贮罐（FB-508）来的新鲜苯经粘土处理器（DC-201A/B）除去碱性氮化物后送入DA-201塔塔顶罐（FA-201），由FC-2207控制苯的加入量，同从苯塔（DA-201）回收来的回收苯通过混合升温，加热到145左右，一起经苯塔塔顶泵（GA-201）由FC-1110控制送入三号烷基化反应器（DC-104）的底部，这股苯进料用由3.0MPaG蒸汽加热的烷基化反应器进料预热器（EA-101）预热，蒸汽流量由FC-1112控制。然后再在烷基化反应器进/出料换热器（EA-102）中加热至三号烷基化反应器（DC-104）的苯进料入口温度。由EA-102的旁路控制器TC-1140控制，苯进入三号烷基化反应器的入口温度是由温度控制器TC-1133同烷基化反应器进出料换热器 （EA-102）的热旁路TC-1140来控制，TC-1133和FC-1112可打到串级控制烷基化反映器DC-104的入口温度，正常控制在215左右。DC-104出料带出的反应热，通过在烷基化反应器第一级间级间冷却器（EA-103）换热产生0.35MPaG蒸汽带走，0.35MPaG蒸汽进入总管共400#使用，冷凝液为工艺凝液由LC-1401控制加入量，一号烷基化反应器（DC-101）入口温度由温度控制器TC-1471调节EA-103烷基化液的旁路来控制，TC-1471正常控制在215左右，由DC-101出料带出的热量先通过EA-102换热，预热三号烷基化反应器的苯进料，再通过在烷基化反应器第二级间冷却器（EA-104）换热产生0.35MPaG蒸汽带走，0.35MPaG蒸汽进入总管共400#使用，冷凝液为工艺凝液由LC-1402控制加入量。DC-102液相入口温度，由温度控制器TC-1472调节EA-104的烷基化液旁路流量来控制，TC-1472正常控制在200左右，DC-104/101/102三台反应器为串级操作出口压力由控制器PC-1126控制，正常控制在3.18MpaG，保证反应器出料为液相，反应器的出口温度可由苯的加入量和乙烯配比来控制，DC-104/101正常为240左右、DC-102的出料正常为250左右，DC-102出料所带出的热量在转烷基化反应器（DC-103）进料预热器（EA-105）中正好用来加热转烷基化反应器（DC-103）的进料，烷基化反应器（DC-102）的顶部流出物作为乙苯精馏岗位（200#）的苯塔（DA-201）进料，进入DA-201塔的第23块塔板进行精留。烷基化反应器的为EBZ-500沸石催化剂（规格为 氧化硅：60%70%，氧化铝：20%30%，氧化钠：0%2%，堆密度：0.63t/m3），每个反应器各装有两个床层的催化剂，催化剂使用期限为8年，每两年再生一次，反应器的苯和乙烯的比值由苯/乙烯比例指示器FFI-1111在DCS上显示，是FC-1110和六股乙烯和的比值，正常控制在10.3左右。烷基化反应控制的关键是苯/乙烯流量比，正常的比值可达到设计的转化率，另一个关键控制为反应温度，PEB在烃化反应器内由于烃化反应而很快的生成，然后漫漫的反烃化，生成额外的EB。反烃化反应是受平衡限制的。较高的温度可能由于增加反应速度而减少PEB的浓度，它导致更接近反烃化反应的平衡。然而较高的温度也增加渣油的生成并降低乙苯的产率。还有另一个重要的工艺控制参数是循环到NO.1烃化反应器（DC-104）苯中的含水量约为700wppm，此水含量对于提供足够的催化剂活性同时减少催化剂失活的速度认为是最佳值。开车初期用GA-101泵向苯中注入水，后来原料苯中的含水量正好能满足要求，所以注入水系统已经废除不用。（2） 转烷基化反应单元从苯塔塔顶泵（GA-201）来的苯（由FC-1121控制苯的加入量），同从GA-209泵来的循环多乙苯（由通过FC-2240控制流量）混合后在烷基转移化反应器进料预热器（EA105）中预热后，送入转烷基化反应器（DC103）中，在那里发生转烷基化反应。转烷基化反应器（DC-103）内的温度通过温度控制器TC-1165调节转烷基化反应器进料预热器（EA-105）的旁路流量控制去往转烷基化反应器（DC-103）的苯/多乙苯混合物的预热温度来维持，TC-1165温度正常控制在225左右，转烷基化反应为热平衡反应，穿过反烃化反应器基本上没有温差，顶部出料压力由压力控制器PC-1132控制，正常控制在2.9 MpaG，使反应器出料混合物维持液相，转烷基化反应器（DC-103）的顶部流出物作为乙苯精馏岗位（200#）的苯塔（DA-201）进料，进入DA-201塔的第11块塔板进行精留。反烃化部分的关键控制是苯/PEB流量比和反烃化反应器的进料的温度。苯和PEB的流量应保持在接近设计值比例，可达到设计的转化率，比值太低会降低PEB的转化率并增加渣油的生成，而比值太高则会增加能耗并使200#的苯塔超负荷。温度对反烃化的影响如前所述。因为催化剂漫漫老化并失去活性，所以必须增加进料温度。反烃化系统设计为在220（运行初期）至250（运行末期）范围内操作。转烷基化反应器的催化剂为EBZ-100（规格为 氧化硅：80%，氧化铝：40%，氧化钠：5%，堆密度：0.585t/m3，反应器装有三个床层的催化剂，催化剂使用期限为8年，每两年再生一次，反应器的苯和多乙苯的比值由苯/多乙苯比例指示器FF-2240在DCS上显示，是FC-1121和FC-2240的比值，正常控制在5.8左右。1.1.3.2 乙苯精馏岗位（1）苯塔（DA-201）：作用是将烷基化液和转烷基化液进行分离，塔顶得到苯和非芳烃，塔釜得到乙苯、二乙苯、三乙苯、四乙苯和残油等物质。从新鲜苯贮罐（FB-508）来的苯，由苯进料泵GA-508送入粘土处理器DC-201A/B，将原料苯中的碱性氮化物吸附，保护烷基化和转烷基化催化剂。DC-201A/B正常操作时串联操作；当有一台粘土需要更换时，可在不影响正常连续操作的情况下切除一台，重新装填新黏土后投入使用。苯塔用从DC-201A/B新鲜苯贮罐（FB-508）来的新鲜苯和回收来自反应器流出物中的循环苯，从塔顶分离出苯及非芳烃，从塔底分离出乙苯、多乙苯及重组分。从100#来的烷基化反应产物和转烷基化反应产物分别进入苯塔（DA-201）的第23板和11板进行精馏；需要时，从不合格乙苯贮罐（FB-502）来的重馏液经流量控制器FC-2202控制也送入苯塔第23板进行精馏。塔顶气相进入苯塔冷凝器（EA-202）冷凝，气相被冷凝的同时副产出0.21MPaG的蒸汽。0.21 MPaG的蒸汽送入0.21MPaG蒸汽总管共其它用户使用，苯塔冷凝器（EA-202） 壳程中的蒸汽凝液液位由液位控制器LC-2202控制；被冷凝的液体进入苯塔塔顶罐FA-201。从中间仓库来的新鲜苯经正常时串联操作的粘土处理器（DC-201A/B）吸收原料苯中的碱性氮化合物后，也进入苯塔塔顶罐FA-201，塔顶罐（FA-201）的液位，由液位控制器LC-2207通过控制新鲜苯的加入量来实现。罐内液体一部分经苯塔回流泵（GA-202）在流量控制器FC-2208控制下打回流，回流比控制在0.42，另一部分经苯塔塔顶泵（GA-201）送入100#的烷基化反应器和烷基转移反应器。罐内分层后的水间歇排入脱氢混合液/水分离器（FA-305），回收水中含的有机物不稳定或事故状态下塔顶罐内的液体经不合格有机物冷却器（EA-210）在流量控制器FC-2210的控制下排到不合格乙苯贮罐（FB-502）；苯塔不合格塔釜液、从多乙苯塔顶泵（GA-209）送来的不合格多乙苯、乙苯塔（DA-203）来的不合格釜液、100#反应器的排放液、不合格的轻组分移出塔塔顶液经EA-210冷却后都排入不合格乙苯贮罐（FB-502）。苯塔塔釜再沸器（EA-201）用4.0MPaG蒸汽加热。塔的第29板灵敏板温度，由温度控制器TC-2201和苯塔再沸器（EA-201）的壳程凝液液位控制器LC-2206串级控制。TC-2201控制在202212之间，EA-201的凝液回到FA-603罐，DA-201塔釜液位控制器LC-2201同苯塔塔釜馏出物流量控制器FC-2204串级均匀控制，靠压差自流入DA-203塔，保证苯塔液位和乙苯塔（DA-203）进料量的稳定。苯塔的塔压为分程调节控制的压力控制器为PC-2213，PC-2213有两个调节阀分别为PC-2213A和PC-2213B，压力控制在0.56MPaG，当压力大于0.56 MPaG时PC-2213阀位大于50%，PC-2213A开将不凝气排入轻组分移出塔冷凝器（EA-203）进一步冷凝，流量显示为FI-2207，当压力小于0.56 MPaG时PC-2213阀位小于50%，PC-2213B开向苯塔系统的充入氮气量来维持塔压在0.56 MPaG。（2）轻组分移出塔（DA-202）：作用是将系统中的非芳烃轻组分从塔顶除去，进一步回收DA-201塔顶的不凝气。 通过轻组分移出塔DA-202将来自原料乙烯中含有的不凝气体和在烷基化反应器中生成的非芳烃排往火炬处理，流量显示为FI-2217，塔底回收苯。一部分苯塔塔顶气相物流经流量控制器FC-2206控制加入轻组分移出塔塔塔底，此塔仅有一个精馏段，塔底没有再沸器，从塔底进料，全回流操作。轻组分移出塔塔顶气相，同从苯塔塔顶罐（FA-201）来的不凝气一起经轻组分移出塔冷凝器（EA-203）用循环水冷却，冷凝液进入轻组分移出塔塔顶罐（FA-202）。轻组分移出塔的压力由分程调节的压力控制器PC-2210 调节塔顶罐内的不凝气排入火炬的量和充入轻组分移出塔系统的氮气量来完成。PC-2210有两个调节阀分别为PC-2210A和PC-2210B，压力控制在0.125MPaG，当压力大于0.125 MPaG时PC-2210阀位大于50%，PC-2210A开将不凝气排至火炬处理，当压力小于0.125MPaG时PC-2210阀位小于50%，PC-2210B开向轻组分移出塔系统的充入氮气量来维持塔压在0.125MPaG。轻组分移出塔塔顶罐内的苯，通过轻组分移出塔回流泵（GA-205）全回流入轻组分移出塔顶。轻组分移出塔塔顶罐（FA-202）的液面，由液位控制器LC-2211同回流流量控制器FC-2216串级均匀控制。塔顶罐内水相分层后经界面控制器LC-2212控制，连续排到脱氢混合物/水分离器（FA-305）。或污水池（FA-671）。组分移出塔塔釜液经轻组分移出塔塔底泵（GA-204）送入苯塔回流罐（FA-201）。轻组分移出塔塔釜液位，通过液位控制器LC-2210控制。 轻组分移出塔系统中的冷凝器（EA-203）、塔顶罐（FA-202）、回流泵（GA-205）及其相关设施也用于100#的催化剂再生。（3）乙苯塔（DA-203）：作用是将DA-201塔釜液进一步分离，塔顶得到乙苯，塔釜得到二乙苯、三乙苯、四乙苯和残油等物质。 乙苯塔从塔顶分离出乙苯，塔底分离出多乙苯及重组分。产品乙苯中的二乙苯含量要尽量低（要求10wppm，以防止在苯乙烯单元内形成不溶性聚合物。从苯塔塔底靠压差送来的物流，进入乙苯塔（DA-203）的第30板进行精馏，塔顶气相物流进入乙苯塔冷凝器（EA-205、EA-205B）冷凝，并同时副产0.21MPaG的蒸汽，蒸汽送入0.21MPaG蒸汽总管。冷凝器的壳程蒸汽凝液液位由液位控制器LC-2221、LC-2221A控制，冷凝液进入乙苯塔塔顶罐（FA-203），罐内的液体经过乙苯塔顶泵（GA-206&/B），在流量控制器FC-2228控制下打回流，回流比为1.1，乙苯塔塔顶罐（FA-203）的液体一部分直接送入300#作为乙苯脱氢原料，另一部分在位控制器LC-2222控制下采出作为乙苯产品。乙苯产品大部分作为苯乙烯单元的进料，超出苯乙烯单元需要的多余乙苯产品通过乙苯产品冷却器（EA-207、EA-213）用循环水冷却后，送入中间仓库乙苯贮罐（FB-501A/B），不合格时送入不合格乙苯贮罐（FB-502）。塔压控制是分程调节控制，压力控制器为PC-2224，PC-2224A调节不凝气排入火炬的量和PC-2224B充入乙苯塔系统的氮气量来完成。乙苯塔的分程调节控制与DA-201塔的分程调节控制相同。乙苯塔再沸器（EA-204）用3.0MPaG蒸汽加热，塔的第35板为灵敏板温度，通过温度控制器 TC-2224和乙苯塔再沸器蒸汽凝液液位控制器LC-2219串级控制。温度控制在188198，塔釜液经乙苯塔塔底泵（GA-207）送入多乙苯塔（DA-204）。塔釜液位，通过液位控制器LC-2218和采出流量控制器FC-2225串级均匀控制，保证塔釜液位和多乙苯塔（DA-204）进料的平稳。（4）多乙苯塔（DA-204）：作用是将DA-203塔釜液进一步分离，塔顶得到二乙苯、三乙苯、四乙苯等物质（二乙苯含量大于85%），塔釜得到残油等物质。 多乙苯塔从塔顶分离出多乙苯，塔底分离出副产品残油。从乙苯塔塔釜由塔底泵（GA-207）送来的塔釜液，进入多乙苯塔（DA-204）第10板进行精馏。多乙苯塔从塔顶分离出多乙苯，经多乙苯塔冷凝器（EA-209）用循环水冷凝后，进入多乙苯塔塔顶罐（FA-204）。凝液一部分经多乙苯塔塔顶泵（GA-209）在流量控制器FC-2238的控制下打回流，回流比为0.3，另一部分送入转烷基化反应器进料预热器（EA-105）加热后，进入转烷基化反应器进行转烷基化反应。多乙苯不合格时，经不合格有机物冷却器（EA-210）送入不合格乙苯罐（FB-502）。塔顶罐内的液位由液位控制系统来完成。多乙苯合格时，手动开关转换到流量控制器FC-2240，使液位控制器LC-2229和FC-2240串级均匀调节，保持液位和转烷基化反应器进料稳定；多乙苯不合格时，手动开关转换到去不合格有机物冷却器EA-210管线的调节阀，形成液位控制器LC-2229的简单液位调节。多乙苯塔再沸器（EA-208）用3.0MPaG蒸汽提供，塔釜液经多乙苯塔再沸器泵（GA-210），一部分送入再沸器（EA-208）加热，流量显示为FI-2223，另一部分经残油冷却器（EA-212）用循环水冷却，再经过滤器（FD-201）过滤后送入残油供给罐（FA-206）罐内液体由残油泵（GA-212）抽出，经密封残油冷却器（EA-651）冷却后，一部分送到薄膜蒸发器（ED-401）润滑冷却轴承用，薄膜蒸发器（ED-401）用后又返回到残油供给罐（FA-206）中；一部分间歇地经残油换热器（EA-314）送入残油洗涤塔（DA-303）；还有一部分给部分泵作机械密封液；未经冷却的多余部分在残油供给罐（FA-206）的液位LC-2230控制下，采出去残油贮罐（FB-506）。多乙苯塔塔釜液位通过塔釜液位控制器LC-2227和多乙苯塔再沸器蒸汽凝液液位串级控制；多乙苯塔的第13板灵敏板温度由温度控制器TC-2247和塔釜采出流量控制器FC-2237串级控制。多乙苯塔在真空下操作。塔顶罐中的不凝气由多乙苯塔液环真空泵（GB-201）抽出，同部分液体一起排入多乙苯塔真空泵分离罐（FA-207X），进行气液分离。 不凝气排入多乙苯塔真空泵密封罐（FA-208）后放空。塔压低时，由压力控制器PC-2251控制使不凝气循环回液环真空泵（GB-201）入口。多乙苯塔真空泵分离罐（FA-207X）内的液体一部分溢流到多乙苯塔真空泵密封罐（FA-208），一部分经真空泵冷却器（EA-211X）用循环水冷却后回流到液环真空泵内作密封液，另由多乙苯塔回流泵引来的多乙苯也进入真空泵冷却器前做密封液，多乙苯塔真空密封罐的液位在液位控制器LC-2231控制下排入多乙苯塔回流泵。不凝气通过阻火器排入大气。（5）缓蚀剂系统外购桶装成膜型缓蚀剂EC1020A，由气动隔膜泵（GA-214）加入缓蚀剂计量罐（FA-213）中，由GA-204出口取样器（SC-2205）接入苯，并按5-10倍比例配制好缓蚀剂稀释液；将配制好的缓蚀剂由缓蚀剂加料泵（GA-213A/B）打到DA-202塔的塔顶气相管线上， 并通过DC-202塔釜液泵（GA-204）、DC-201塔回流泵（GA-202）加入到DC-201塔。1.1.3.3 乙苯脱氢（1）乙苯进料系统乙苯进料量由FC-3021控制，乙苯主要来自乙苯塔塔顶泵(GA-206)送来的乙苯和乙苯回收塔塔底泵(GA-403)送来的乙苯，其余部分用中间仓库乙苯贮罐(FB-501)来的新鲜乙苯补充。混合乙苯进料线上设置压力调节阀PV-3026以维持管线上有足够的背压，使得FC-3021能正确测定流量。一次蒸汽由FC-3022控制流量。一次蒸汽在现场用阀门以相等的比例控制从三个注入点进入乙苯蒸发器(由FI-3023，FI-3024和FI-3025监测)。进入乙苯蒸发器的间接蒸汽由FC-3020进行调节，FC-3020与乙苯蒸发器上的液位调节器LC-3004形成串级控制。为除掉EA-301内的高沸物或苯乙烯聚合物，EA-301内的乙苯连续排放到FA-305，由FC-3028控制排放量为总乙苯进料量的1%。乙苯、蒸汽的混合气送入乙苯/蒸汽过热炉(EA-304)中过热，之后同主蒸汽一起依次进入第一段脱氢反应器(DC-301)、第二段脱氢反应器(DC-302)进行脱氢反应。（2）过热蒸汽系统 去蒸汽过热炉对流段和辐射段的0.21MPaG主蒸汽由FC-3001进行流量控制。主蒸汽进料调节阀FV-3001有一个限位器。当联锁301启动时，该调节阀自动关闭，但由于受限位器限制，调节阀不能完全关闭，主蒸汽仍有一定流量。如要完全停掉蒸汽，必须关闭调节阀下游的切断阀。开车期间的氮气循环线碰到主蒸汽进料线上，该管线在正常操作期间需插入盲板，以防止脱氢尾气串入主蒸汽。来自0.21MPaG总管的主蒸汽先进入BA-301对流段和“A”炉管，在此主蒸汽进行过热。过热后的主蒸汽在EA-302进行热交换，为DC-302的脱氢反应提供热量。热交换后的主蒸汽返回过热炉的炉管“B”，主蒸汽重新加热，加热后的主蒸汽与来自EA-304的乙苯在DC-301入口的静态混合器内充分混合，然后一起经过DC-301催化剂床层进行脱氢反应。（3）燃料控制系统蒸汽过热炉(BA-301)的燃料由三部分组成：第一部分为混合燃料油（急冷油/碳10，简称A油），经加热后直接送入“A”、“B”燃烧室燃烧；第二部分为焦油/残油混合物，也直接送入“A”燃烧室燃烧；第三部分为长明灯甲烷气。从FB-509来的混合燃料油(急冷油/碳十)经EA-509加热后送到BA-301燃烧，从FB-506来的焦油/残油经GA-506泵送到BA-301“A”室燃烧。 BA-301“A”室有8个烧嘴，其中2个烧嘴既可烧碳十、急冷油，又可烧苯乙烯焦油。碳十、急冷油流量由流量控制器FC-3008控制，如果到烧嘴的碳十、急冷油压力低于设定值，那么，碳十、急冷油压力控制器PC-3012优先于流量控制器FC-3008进行调节。“A”室的焦油流量由FC-3011控制，如果焦油压力低于设定值，那么，焦油压力控制器PC-3017优先于流量控制器FC-3011进行调节。BA-301“B”室有6个烧嘴，全部烧碳十、急冷油。碳十、急冷油流量由流量控制器FC-3010控制，如果到烧嘴的碳十、急冷油压力低于设定值，那么，碳十、急冷油压力控制器PC-3014优先于流量控制器FC-3010进行调节。（4）脱氢反应系统DC-301和DC-302的入口温度（TI3041/3045）是脱氢反应系统关键控制参数，温度的高低会影响到乙苯转化率。这两个温度通过调节BA-301的燃料量来控制，DC-301入口和DC-302出口有温度高高联锁开关。脱氢反应物径向向外流过DC-301内的催化剂床层，一段反应器内乙苯的转化率约为43%。从DC-301出来的反应混合物在EA-302与过热蒸汽换热后，径向向外流过DC-302内的催化剂床层，二段反应器内乙苯的转化率约为45%。经过DC-301和DC-302后，乙苯总转化率约为69.0%。DC-302出口压力是反应系统又一关键控制参数。这个压力保持在0.04MPaG，以保证苯乙烯的选择性。该压力通过调节尾气压缩机入口压力来控制。（5）反应器出料冷却系统离开DC-302的反应混合物进入EA-304管程，在此，反应混合物与EA-301蒸发的乙苯蒸汽进行换热。从EA-304出来的反应混合物依次通过EA-306和EA-307管程，混合物在被降温的同时，分别在EA-306和EA-307副产0.21MPaG和0.04 MPaG蒸汽，FA-303和EA-307的锅炉给水分别由液位控制器LC-3015和LC-3019控制。为排掉废锅内低点积聚的悬浮固体物，FA-303连续排污至EA-307，EA-306和EA-307进行间断排污。从EA-307出来的反应混合物进入BH-301进行脱过热，BH-301的喷淋水为FA-306来的工艺凝液，喷淋水量由现场流量计FI-3071指示。从BH-301来的物流，进入主冷凝器(EA-320)，在此大多数蒸汽和有机物被冷凝，凝液排至FA-305。来自EA-320的未凝气体进一步在调整冷却器(EA-309)冷凝，凝液排至FA-305。为防止压缩机结垢，向EA-309气相管线注入少量乙苯。EA-309的未凝气经FA-308进行气液分离后，气相送至GB-301，液相排至FA-305。（6）尾气压缩和回收系统尾气压缩机(GB-301)由蒸汽透平驱动。压缩机正常入口压力为0.027