年6万吨苯乙烯装置简介

1、6 万吨 /年苯乙烯装置简介1.装置苯乙烯装置产品为苯乙烯。装置于 1987 年建成投产，初建时规模为 1 万吨 /年，由兰 化设计院设计，经 19951996 年、 2001年两次改造后装置规模扩建至 6万吨/年。 2006 年 5 月，建设了一套变压吸附氢气回收装置，其技术为四川天一科技股份有限公司自行开发 的变压吸附专利技术。装置由乙苯脱氢工序、精馏工序、中仓罐区、变压吸附工序组成。第一次改造：19951996年，采用上海石化院、上海华东理工大学联合开发的负压脱 氢制苯乙烯专利技术，乙苯脱氢反应器由正压轴向绝热反应器改进为负压轴径向绝热反应 器，降低了床层阻力，提高了乙苯脱氢反应转化率和

2、苯乙烯选择性；精馏工序三个精馏塔 全部采用 250 Y 填料，提高了分离效率和处理能力。装置在取得技术进步的同时，规模由 1 万吨 /年扩至 3 万吨 /年。第二次改造： 2001 年 911 月由抚顺石化公司设计院设计，采用上海华东理工大学反 应器专利技术进行扩能改造。此次扩能改造增加了一台乙苯脱氢反应器，使乙苯脱氢反应 器由原来的二段式改为三段式，乙苯转化率由 60 % 提高至 70 % ；反应系统由液环式真 空/压缩泵抽取负压，取缔了原来的蒸汽喷射泵，减少了蒸汽消耗。同时，装置规模扩大至 6 万吨 /年。装置建成后，于 2002 年 3 月进行试车，实现了一次开车成功。2006年 5月，

3、装置处理原料气能力 2100 Nm3/h ，年操作时间 7600小时。操作上限 110%， 操作下限 40%，吸附剂的主要成分为：活性氧化铝( CAN-421 )、活性碳( CAN-229 )、分 子筛( CAN-193 )。装置于 2005 年 5 月正式开车，产品 H2 纯度 99.9%以上， CO、 CO2 等各项指标均能达 到设计指标，2工艺原理以乙苯为原料，按 1.31.8水比加入过热水蒸汽，在轴径向反应器内，于高温、负压条件下，通过催化剂床层进行乙苯脱氢反应，生成苯乙烯主产品；副反应生成苯、甲苯、甲烷、乙烷、丙烷、H2、CO和CO2。主反应个强吸C6H 5CH 2CH 3GH5CH

4、=Ck+ H2- Q这是一个强吸热热可逆增分子反应。副反应是热裂解、氢化裂解和蒸汽裂解反应:QH5CH2CH3 t QH6 + C2H4QH5CH2CH3 + H2 t QH5CH3 + CH4C6H5CH2CH3 + H2 T C6 H6 + C2H6C + 2H2O T 2H2 + CO2CH4 + H2O t 3H2 + COC2H4 + 2H2O t 2CO + 4H2水蒸汽变换反应：CO + H2O T H2 + CO2在水蒸汽浓度很高时，生成苯、甲苯的反应式可能被下列反应所代替:C6H5CH2CH3 + 2H2O t C6H5 CH3 + CO2 + 3出C6H5CH2CH3 +

5、2H2O t C6H6 + CH4 + CO2 + 2H2在乙苯脱氢反应中，原料乙苯中的化学杂质也发生反应,生成物还会进一步发生反应,为此，最终生成物中还含有另一些副产物，如二甲苯、异丙苯、a甲基苯乙烯、焦油等。影响化学反应的因素主要有：反应温度、反应压力和水蒸汽/乙苯比（简称水比）。此外，该反应还受到反应物通过催化剂床层的液体体积时空速度（LHSV ）、催化剂性能、原料乙苯中含杂质情况等影响。3反应指标控制:3.1反应温度乙苯脱氢生成苯乙烯的反应为吸热反应，故乙苯转化率随着反应温度的升高而增加。当温度升高后，不但生成苯乙烯的正反应增加，而且消耗苯乙烯的逆反应以更高的速度增加。另外，当反应温度

6、提高后，虽然乙苯转化率提高，但副反应（指吸热的副反应）也将加剧，故生成苯乙烯的选择性将降低，因而反应温度不宜过高。从降低能耗和延长催化剂 寿命出发，希望在保证苯乙烯单程收率的前提下，尽量采用较低的反应温度。3.2 反应压力对于给定的反应温度和水比，乙苯的转化率随着反应压力的降低而显著增加。在相同 的乙苯液体空速和水比下，随着反应压力降低，可相应降低反应温度，而苯乙烯的单程收 率维持不变，苯乙烯选择性提高。这一特性是由乙苯脱氢生成苯乙烯系增分子反应所决定 的。此外，苯乙烯是容易聚合的物质。反应压力高，将有利于苯乙烯自聚，生成对装置正 常运转十分不利的聚合物，它会造成管道、设备的堵塞。降低系统压力

7、，则在一定程度上 可抑制苯乙烯聚合。当今苯乙烯工业生产中采用负压脱氢工艺已成为人们普遍接受的共识和发展潮流。而 脱氢反应器均采用径向反应器，则是由于这种类型反应器的催化剂床层薄，阻力小，有利 于在反应区域形成负压操作条件。3.3 水蒸汽 /乙苯比（水比）在恒定的反应温度和压力下，较高的水比可使乙苯转化率提高。因为，蒸汽降低了反 应组分的分压，达到类似于降低反应压力的效果。水蒸汽可与催化剂上生成的碳发生反应，起到防止催化剂表面结焦的作用；水蒸汽还 可防止催化剂的活性组份还原为金属，有利于延长催化剂寿命。对于绝热脱氢工艺来说， 加入的过热水蒸汽更是不可缺少的供给反应热的热载体。在相同的乙苯液体空速

8、和反应压力下，随着水比的降低，为维持一定的苯乙烯单程收 率，就需要升高反应温度，炉油中副产苯和甲苯明显增加，苯乙烯选择性下降。尽管加入水蒸汽有许多好处，但水蒸汽加入量受到反应系统允许压力降和能耗二个因 素的制约。由于高温过热水蒸汽的比容很大，过多加入水蒸汽势必增大反应物流的体积流 量，从而增加系统压力降，不利于降低反应区域压力。此外，增加水蒸汽加入量，必将增 加成本，一旦水蒸汽加入量增加到在经济上得不偿失的程度，那么提高水比将是没有意义 的。目前，先进的乙苯脱氢工艺均追求以较低的水比获得较高的苯乙烯收率。降低水蒸汽 单耗已成为衡量一个乙苯脱氢工艺路线是否先进的重要判别指标。3.4 乙苯液体空速

9、（ LHSV ）在不考虑返混的前提下，可把乙苯液体空速理解为催化剂床层中反应物在 1 小时内被 置换的次数。空速的倒数具有 “时间 ”因次，称为 “空时 ”。可粗略地用它来衡量反应物料在 催化剂床层中停留时间的长短（相对值） 。因此，空速反映了停留时间对反应的影响。对于乙苯脱氢反应，在相同的反应压力和水比条件下，随着乙苯投料量的增大，即乙 苯液体空速增大，欲维持苯乙烯单程收率不变，就得相应提高反应温度。液体空速是催化 剂性能的重要标志之一。液体空速大，意味着反应器单位体积的生产能力大。因此，在相 同的反应条件（温度、压力、水比）下，在工艺允许范围内，追求用较大的液体空速进行 生产。3.5 催化

10、剂脱氢反应是乙苯在催化剂床层中，于600 C左右高温下发生的催化脱氢反应。所用催化剂的性能除了脱氢活性之外，特别重要的是对于生成苯乙烯的选择性要高，并且在高温 和水蒸汽存在条件下的稳定性要好，使用寿命要长，这些都是至关重要的。脱氢催化剂的毒物是氯离子，必须控制进料中的氯离子含量，以防催化剂中毒失效， 更重要的是在催化剂床层中不能有游离水。催化剂床层进水，则催化剂结块和有效成份流 失，导致床层阻力上升，最终影响转化率、选择性指标。3.6 原料乙苯中杂质的影响原料乙苯的质量，应符合 SH/T 1140 中的一级品的指标，此时，即能满足催化剂对原 料乙苯中氯离子含量的要求。在乙苯中所含的异丙苯对脱氢

11、反应也产生一定的影响。异丙苯在乙苯脱氢工艺条件下 同样发生脱氢反应，生成a甲基苯乙烯。它的反应必定占据一些催化活性中心。乙苯异构化脱氢也生成 a甲基苯乙烯，故副产物a甲基苯乙烯的生成量既与原料乙苯中异丙苯含量 有关，也与乙苯异构化脱氢反应有关。4 工艺指标4.1 原料指标1 乙苯外购乙苯质量应符合 SH/T 1140标准中相关项目指标:表1外购乙苯原料质量指标分析项目质 量 指 标分析方法优级品一级品夕卜观无色透明均匀液体，无机械杂质 和游离水目测纯度%99.7099.50SH/T 1148二甲苯%0.100.15SH/T 1148异丙苯%0.030.05SH/T 1148二乙苯%0.0010

12、.001SH/T 1148硫%0.0003不测定不测定2互供乙苯原料质量指标表2互供乙苯原料质量指标序号项目质 量 指 标分析方法1外观无色透明均匀液体，无机械杂质和游离水目测注2纯度，%>99.5SH/T 11483二甲苯，%<0.20SH/T 11484异丙苯，%<0.05SH/T 11485二乙苯（含正丁苯），%<0.001SH/T 1148注：将试样注入500ml比色管中，液面与刻度齐平，在有足够自然光线或有白色背景的灯光 下径向目测，发生争议时，按GB/T605仲裁，铂-钴标度应不大于 5。4.2成品指标1）苯乙烯产品执行国家标准GB 3915表4 GB 39

13、15技术指标序号项目指标试验方法优等品一等品合格品1外观清晰透明，无机械杂质和游 离水目测°2纯度，%99.799.599.3GB/T 12688.1GB/T 12688.23色度（铂-钻色号），号101530GB/T 6054总醛（以苯甲醛计），%(m/m)<0.010.020.02GB/T 12688.55聚合物，mg/kg101050GB/T 12688.36过氧化物（以过氧化氢计）,mg/kg <100GB/T 12688.47阻聚剂(TBC) , mg/kg2)10 15GB/T 12688.81） 将试样置于100 ml比色管中，其液层高为（5060） mm，

14、在日光或日光灯透射下目测。2）如果遇到特殊情况，可按供需双方协议执行。2）氢气质量指标氢气质量指标为公司内部互供指标。表5氢气互供技术指标项目单位指标H2纯度% (V)98CO+CO2100mg/kgCO20O2mg/kg200苯+甲苯+乙苯mg/kg105原材料消耗、公用工程消耗及能耗指标5.1 原材料消耗指标表8原材料消耗指标序号项目单位指标备注1设计规模t/a600002原料：乙苯kg/h8619.123产品：苯乙烯kg/h7909.94脱氢催化剂m3/次49.55脱氢阻聚剂t/a366T B Ct/a1.25.2 公用工程消耗及能耗指标表9公用工程消耗及能耗指标序号名称单位数量备注1循

15、环水t/h18002盐水t/h239.63新鲜水t/h8.04电kw h/h549.2550.6 MPa蒸汽t/h28.56净化水Nm3/h3107燃料气kg/h8708综合能耗kgEo/t470.75301 '；33)2-1.6A1-HI!|40-GF-3004-2.5A1-STm-307、禺I ,L - j F-301V-313三反原料蒸汽加热炉燃料气分液罐80-PA-3001-1.6A1工业风自界外80-GN-3001-1.6A1氮气自界外50-SW-3005-1.6A1-HIJ- I-水至V-303200-L S-3001-1.6A1-HI0.7MPa蒸汽自管网150-GF-3

16、002-2.5A1-ST至放空系统100-GF-3001-2.5A1-STV-301燃料气自界外V-313F-301脱氢尾气自压缩机350-L S-3003-10K1-HI燃料气至F-303燃料气至F-3026万吨/年苯乙烯脱氢装置工艺管道及仪表流程图一V-301蒸彳汽分水'罐150-GF-3009-2.5A1-ST50-SW-3004-1.6A1-HI_ 水自P-30380-GF-3007-2.5A1-ST-100-GF-3005-2.5A1-STp0p丄,TI二:蒸汽至 R-303'00-GF-3003-2.5A1-STI-J M - L t _V308水罐EC301反应油

17、V307油水分离罐V-309E-305如廿-7* 必4八内1X13粗苯乙烯水冷器E306粗苯乙烯盐冷器E-308汽提塔顶冷凝器E-313E307喷淋水盐冷器汽提塔顶物料-塔换热器T301V312V-311E-309真空泵吸入罐尾气排出罐开工抽空油气冷凝器E-310开工抽空油气冷却器冷却的反应物自E-302软化水自E-304软化水自E-427匸剂搅拌釜EC-301E30615319循环液自E-303320318 0.42MPa自 V305汽提凝液去E-304P-301P-302粗苯乙烯泵V-316P-307喷淋水泵V310P-303汽提釜液罐汽提塔釜液泵汽提凝液去F301粗苯乙烯去中仓6万吨/年

18、苯乙烯脱氢工艺原则流程图一V-301V-313F-301F-302F-303蒸汽分水罐燃料气分液罐二反原料预热蒸汽加热炉 二反原料预热蒸汽加热炉反原料预热蒸汽加热炉R-301第 脱反器R-302R-303第一脱氢反应器_ 第三脱氢反应器E-301乙苯气-反丿应混合气换热器E-313喷淋水冷却器E-302蒸汽发生器E-304V-302乙苯预热器汽包（）E-303乙苯蒸发器V-303P-310软化水自E-304软化水至V-318工艺汽提液自P-303软化水至V-303咅.JZI0.7MPS蒸汽自管网|脱氢尾气自J-302燃料气自管网来软化水至管网IE-303、E-3041302.'llV-301GV-313R-301'-.去空冷器E。301.软化水自F-3010.42MPa蒸汽入管网一0.14MPa蒸汽去 T-301 0.42MPa蒸汽自管网C循环液去V-307凝液至采暖水罐- 0.42MP0蒸汽自管网.汽提凝液自P-303.|乙苯自P-504r -软化水至E-3136万吨/年苯乙烯脱氢工艺原则流程图0.42MP蒸汽E-4