苯乙烯装置工艺技术规程

苯乙烯装置临时操作规程PAGE苯乙烯装置工艺技术规程1.0苯乙烯装置概况1.1装置简介本装置采用引进美国Stone&Webster公司技术，乙苯单元为ExxonMobil的EBMax液相烷基化制技术，苯乙烯单元为TOTAL/BAGER的绝热脱氢技术，引进范围包括工艺包和基础设计。本装置的设计规模为年产苯乙烯32万吨，消耗乙烯89552吨/年、消耗苯249720吨/年、年操作时间8,000小时。装置包括乙苯单元、苯乙烯单元、中间罐区、公用工程分配系统及变配电室、仪表机柜间及尾气增压等。装置所需要的水、电、汽等公用工程均来自总体公用工程设施。本装置主体位于新区化工部分北侧的台地。装置北邻丁二烯装置，西为芳烃抽提装置，南侧是聚丙烯和聚苯乙烯装置，东侧是工厂的预留发展用地。化工区火炬划归苯乙烯装置，包括化工火炬区、化工火炬气回收站、化工厂区外管三个部分。化工火炬区（主项号：265）位于化工厂区北侧，南侧距离厂7路约330米，西侧距离220kV玛奎高压供电线路约340米，距离北侧312国道约330米，距离东侧动力站约650米。占地约309,750平方米（计算至辐射热>1.5kW/m2区域）。化工火炬气回收站（主项号：266）位于苯类罐区的北侧。北为厂7路，东为预留发展用地，南面是苯类罐区，西面为丁二烯，丁烯-1/MTBE装置。占地约3,000平方米（计算至界区线）。化工火炬区（265）用于处理各装置和辅助设施的主火炬气，主火炬气根据装置南北区布置及供水供电系统特点，分别设置。北区装置火炬气最大排放量为1640t/h，南区装置火炬气最大排放量为883t/h。1.2工艺原理及生产方法1.2.1生产方法苯乙烯装置共分乙苯及苯乙烯两个单元，其中乙苯单元所使用的工艺方法为液相分子筛法，乙苯单元生产高质量的乙苯(EB)，用于生产苯乙烯。在沸石催化剂的作用下，通过苯和乙烯在高压下发生的烷基化反应生产乙苯，经精馏后生产出中间产品高纯度乙苯，做为苯乙烯单元脱氢原料；苯乙烯单元则利用负压催化脱氢技术，将中间产品乙苯在高温、负压下脱氢生成粗苯乙烯，经精馏后生产出纯度为99.90wt%的苯乙烯单体。火炬回收系统：南北区主火炬的火炬气进入火炬界区后分别经过各自的分液罐和水封罐后，分别进入各自的火炬筒体放空燃烧。化工火炬气回收站（266）用于回收正常操作下各装置的不凝气排放以及减压、置换和排放的火炬气，火炬气压缩升压后将它们送入全厂燃料气管网中，从而达到回收火炬气的目的，降低能耗。目前化工火炬区回收站，设置两台螺杆压缩机，单台能力2000m3/h。1.2.2工艺原理（1）乙苯单元化学反应1)烷基化反应在烷基化反应器，进料的乙烯在过量的液相苯存在下几乎全部转化生成乙苯。C6H6 + C2H4 ＝ C6H5C2H5苯 乙烯 乙苯一小部分乙苯继续烷基化反应，生成统一称作多乙苯的物质或叫PEB。C6H6 ＋ 2C2H4 ＝ C6H4(C2H5)2苯 乙烯 二乙苯C6H6 ＋ 3C2H4 ＝ C6H4(C2H5)3苯 乙烯 三乙苯这些反应都是快速的第一级的不可逆反应。反应物通过催化剂的孔隙扩散到“活基”，在这里发生反应，然后通过孔道扩散到流动的物流中。从分子动力学上讲，反应的速度随着苯环上已经有的乙基数量的增加而加快。例如，生产二乙苯的速度大约是生产乙苯速度的二倍。这个进程将进行下去，直到(a)由于乙基连接到苯环上的空位的难度增加造成的原子空间上的障碍使反应变慢，(b)由于限制大分子在催化剂活基上的存在增加了它们在粒子内扩散的难度。这样产生五乙苯和六乙苯的速度很慢，只能产生很微量的一部分。通常，由于PEB最终不得不被转烷基化生成EB，所以要尽可能在最大程度上限制PEB的产生。乙烯向苯环的每一次附着都放出相同的热量，这些热量必须除去。反应热是27000kcal/kmol乙烯。副反应的原理是两个苯环通过一个乙基连接。最简单的副反应产生1,1-二苯基乙烷。苯基可能先被烷基化成一种化合物，如：1,1-乙基二苯基乙烷。很少量的苯环缩和物也发生反应生成烷基蒽一类的物质。这些物质代表着产率的损失，要使其产生量最小化。其他副反应产物如三乙苯、四乙苯的量比较少，二乙苯和三乙苯在精馏部分从乙苯中回收，同加入的过量的苯发生烷基迁移反应生成乙苯。在EBMax的烷基化反应中四乙苯的量很少，作为不回收的重组份排放到EB渣油物流中。进一步转化为PEB的EB的量决定于固有的单烷基化催化剂的选择性、进料中的苯／烯比、苯进料中的EB含量、在烷基化反应器中的反应床层的数目。低的PEB生成量意味着小的PEB循环要求，小的转烷基化反应器尺寸和小的苯进料。重要的是小的PEB循环量意味着在转烷基化反应器中少的副产品生成量，这样有高的收率和更好的产品质量。高的苯／烯比会导致低的PEB生成量，但是增加了苯回收的要求。使用EBMax烷基化催化剂保证在低的苯／烯比下都可以获得低的PEB生成量。贝杰尔已经开始使用专有的模拟模型来精确的反应出催化剂活性和选择性的变化，用来优化烷基化反应和烷基迁移反应的设计。一些副产物不会转化为EB，特别重要的是乙烯的聚合反应，如乙烯聚合为丁烯，丁烯可以和苯生成丁基苯。C4H9乙烯聚合 2C2H4 → C4C4H9 乙烯 丁烯C4H8 + C6H6 ＝｛C6H5(C4H9)｝丁烯 苯 丁基苯低聚体还会生成一些非芳族碳氢化合物，主要是沸点和苯相近的环烷类，通过EBMax烷基化催化剂生成低聚体的反应速率是非常小的，因而通过副反应生成的丁基苯和非芳的量很小。烷基化反应中还会生成一些重组分，约是乙苯重量的0.12%左右。这些重组分，主要由二芳基烷烃如二苯基乙烷或更重的烷基化物组成，都将在多乙苯塔塔底作为残渣排出。其它非芳烃(C8到C10)也在烷基化反应器中产生，可能是乙烯齐聚产生的。它们通常也进入EB产品。烷基化反应保持苯过量，这是为了：获得100%的乙烯转化率抑制PEB的产生使导致净产率损失和EB杂质的副反应最小化起到受热器的作用小心地控制烷基化反应温度，使产率最大、运行周期最长。高的烷基化反应温度增加残液(fluxoil)的生成，降低产率。低的烷基化反应温度加快了催化剂的失活速度，降低运行周期。2)转烷基化反应多乙苯在烷基化反应器产生，在精馏区得到回收后通过EBMax烷基转移催化剂同苯进行选择性的反应，重新转化为乙苯。反应中苯稍微过量，以提高单程转化率。C6H6＋C6H4(C2H5)2→2C6H5(C2H5)苯 二乙苯 乙苯2C6H6＋C6H3(C2H5)3→3C6H5(C2H5)苯 三乙苯 乙苯理论上，所有的较高的烷基苯化合物都能被转烷基。在实践中，只有接近四乙苯(包括四乙苯)的化合物能循环到转烷基化反应器。转烷基化反应是动态可逆的，达到一个热力学平衡。这些反应是热中性的，不会导致温度的变化。因此，在这些被乙基化的苯之中平衡不随温度发生变化，只是受反应混合物的组成影响。像在烷基化反应中一样，转烷基化反应也发生在分子筛催化剂的酸性的“活基”上，相似地，一些副反应产生了代表产率损失的重组分。对于一个给定催化剂床层尺寸的反应器，提高PEB到目的产物EB的转化率(单程)，要通过：反应物在催化剂床层较长的停留时间较高的反应温度较高的苯/PEB比率较低的水含量像烷基化反应一样，转烷基化反应要保持苯过量，以获得高转化率和对EB的好选择性。在转烷基化反应器中，溶解水降低催化剂活性，对提高产率没有好处。因此，干苯用作转烷基化反应器的进料，以获得最大的转化率。一定要避免游离水进入转烷基化反应器。要小心地控制转烷基化反应的温度，以获得最佳的转化率和产率。象烷基化反应一样，较高的温度增加残液的生成，从而降低产率。较低的温度会降低平衡转化率。在实践中，转烷基化反应器在能够提供足够的转化率，从而是精馏区能够处理由此而导致的循环PEB的最低温度下操作。温度对转烷基化反应器的运行周期没有明显的影响。在烷基化反应中生成的少量丁基苯会被有效转化成在精馏过程中易于分离的组分，这些组分主要由丁烷（通过氢负离子转移反应）和联苯化合物（通过脱氢反应、氢负离子转移反应和烷基化反应）组成。丁烷可以和尾气一起排出，联苯化合物（二苯基乙烷及其衍生物）作为残渣从多乙苯塔底排出。也有一小部分的丁苯会转化为丙苯和乙苯。在苯的进料中通常会含有数百mg/l的非芳化合物，主要是环烷和支链烷烃类。在EBMax设计已经考虑了进料中可能出现大量非芳的情况。但是无论如何，由于苯循环管线中的非芳浓度过大，以至于需要采用液体清除或者引出苯线侧流等方式加以处理的情形是不希望发生的。当非芳的浓度大于1000mg/l时，会引起烷基转移反应器中重组分明显的增加，并导致渣油量的明显增加。尽管烷基化反应和烷基转移反应是在两个独立的反应器中进行并采用不同的催化剂，但是整个化学反应系统应该统一优化。比如：烷基化反应中低苯烯比会减少精馏系统中回收的苯量，但是会增加烷基转移反应中的多乙苯量。考虑到副反应的因素，烷基化反应的结果同样也会影响到烷基转移反应，完全的烷基化反应是有效控制烷基转移反应的关键所在，在Mobil/BadgerEBMax工艺中，通过烷基化催化剂生成的产物中只含有很少的前体可能会转化成重组分或其它杂质，这对后面清洁有效的烷基转移反应是至关重要的。(2)苯乙烯工艺化学原理1）主要催化反应在高温低压并且有蒸汽存在的气相条件下，乙苯在含甲基促进剂的氧化铁催化剂的作用下发生脱氢反应生成苯乙烯。C6H5C2H5↔C6H5C2H3＋H2 （1）乙苯 苯乙烯 氢气除了上述的主反应，乙苯脱氢也还有两个重要的副反应：C6H5C2H5→C6H5CH3＋H2＋C （2）乙苯 甲苯 氢气碳C6H5C2H5→C6H6＋CH4＋C （3）乙苯 苯甲烷碳苯和甲苯也可以由苯乙烯生成（实际上，由苯乙烯生成的甲苯比由乙苯生成的相对多）：C6H5C2H3→C6H5CH3＋C （4）苯乙烯 甲苯 碳C6H5C2H3＋H2→C6H6＋CH4＋C （5）苯乙烯 氢气 苯 甲烷碳上述反应同时生成的苯、甲苯副产物，而碳结焦在催化剂上，在水蒸汽的作用下生成碳氧化物被除去，反应式如下：C＋H2O→CO＋H2 （6）碳 水一氧化碳氢气CO＋H2O→CO2＋H2 （7）一氧化碳水二氧化碳氢气在苯乙烯反应器的工况下（高温、蒸汽过量），脱氢产物中的二氧化碳含量远大于一氧化碳的含量（数量级）。2)无效反应苯乙烯脱氢反应的温度对于非选择性的反应也足够高，可以使得这些反应在无效区内（反应器进口管以及两个脱氢反应器的内部环形区域）发生。就像在催化反应中，两个主要的副产品为苯和甲苯。在无效区中生成这些副产物的机理和在催化剂上的反应稍微有一些不同：C6H5C2H5→C6H6＋C2H4 （8）乙苯 苯 乙烯C6H5C2H5＋H2→C6H5CH3＋CH4 （9）乙苯 氢气 甲苯 甲烷C6H5C2H3＋H2→C6H6＋C2H4 （10）苯乙烯 氢气 苯乙烯C6H5C2H3＋2H2→C6H5CH3＋CH4 （11）苯乙烯 氢气甲苯 甲烷在无效区中发生的双分子反应中生成许多的双环重组分，也包括芳烃族组分。最普遍的是芪、联苯和二苯基乙烷（很多二苯基乙烷在催化剂上经脱氢反应生成芪）：C6H5C2H5＋C6H5C2H3→C6H5C6H3＋2C2H4 （12）乙苯 苯乙烯 联苯 乙烯2C6H5C2H3→C6H5C2H2C6H5＋C2H4 （13）苯乙烯 芪 乙烯2C6H5C2H3→C6H5C2H3＋C6H5C2H2C6H5＋C2H4（14）乙苯 苯乙烯 二苯基乙烷 乙烯气相反应比催化反应对温度更为敏感（因为催化剂减少活化能）。由于脱氢催化剂的老化，需要提高反应器的进口温度来维持期望的乙苯转化率。因为反应温度的增加，从开车时到开车后期无效反应的范围会增加，导致对苯乙烯的选择性降低。TOTAL/BAGER苯乙烯技术反应器在设计上结合了能减少无效区域体积的特征，因而能够保证高苯乙烯选择性而不会危及到流体的分布（流体分布对达到高催化剂活性至关重要）。3)反应生成杂质前面部分叙述的副产品不会影响到最终苯乙烯产品的纯度。苯和甲苯在苯/甲苯塔（C-2601）塔顶被回收，而双环重组分在苯乙烯塔底被回收为焦油，用作燃料。反应器中生成的三种主要不纯产物为苯基乙炔、异丙基苯和α-甲基苯乙烯。苯乙烯脱氢生成苯基乙炔：C6H5CH=CH2↔C6H5C≡CH+H2 （15）苯乙烯 苯基乙炔氢气生成苯基乙炔的量受催化剂影响很大。TOTAL/BAGER技术提供一种“苯基乙炔移除”（PAR）工艺，能够使成品苯乙烯中的苯基乙炔含量低于10mg/l。异丙基苯主要在无效区由乙苯分解生成：2C6H5C2H5→C6H5C3H7+C6H5CH3 （16）乙苯 异丙基苯 甲苯α甲基苯乙烯由苯乙烯在催化剂表面反应生成：2C6H5C2H3＋CH4→C6H5C3H5＋C6H5CH3 （17）苯乙烯 甲烷α甲基苯乙烯甲苯由反应式（16）生成的异丙基苯（以及苯乙烯单元乙苯进料中的异丙基苯）经催化剂作用脱氢生成α甲基苯乙烯。C6H5C3H7↔C6H5C3H5＋H2 （18）异丙基苯α甲基苯乙烯氢气反应产物中的大部分苯基乙炔和异丙基苯进入到最终苯乙烯产品中，而由于α甲基苯乙烯其沸点远高于苯乙烯，所以大部分将在苯乙烯塔塔底被分离出去。4)蒸汽和压力重要性蒸汽的主要作用除了为脱氢反应提供热量，还可以防止催化剂表面堆积沉淀物（通常指焦碳）。在没有蒸汽的存在下，催化剂将在很短的时间内失活。如前段所述，催化剂使乙基（也包括乙烯基和乙酰基）组分分解产生碳（反应式2至5），另一部分碳以聚合物的形式沉积在催化剂的表面上，如下反应：nC6H5C2H3→(C6H5-C2H3)n （19）苯乙烯 聚合物因为聚合物由芳烃环构成，那么通过下面的反应它的芳烃环被打开，聚合物被分解。(C6H5C2H3)n＋8nH2O→8nCO＋12nH2 （20）聚合物 水 一氧化碳 氢气焦碳的生成反应和碳气化分解反应是平衡的。由于焦碳的生成反应较比碳气化反应更受气相分压影响，因而催化剂表面的碳沉积可以通过增加稀释蒸汽的量来减少（诸如汽－油比），也可以通过降低系统压力来减少。催化剂钾基可以促进从催化剂表面出去焦碳，但经过一段时间钾基将从催化剂中流失，导致碳沉积的增加引起催化剂失活。虽然可以通过增加蒸汽的量来除碳，但是蒸汽也将增加钾基从催化剂表面以氢氧化钾的形式流失的风险，氢氧化钾很不稳定。1.2.3苯乙烯装置关键设备操作设计条件1乙苯单元关键设备操作设计条件烷基化反应器：出口温度为245℃，操作压力为3.041MPa，乙烯和苯在液相状态下进行烷基化反应生成乙苯，为了保证乙烯充分转化，苯/乙烯摩尔比2.9:1。乙烯转化率接近100%。烷基转移反应器：进口温度为205℃，操作压力2.93MPa。烷基转移苯/多乙苯重量比2.0。苯塔C-1401：采用高压蒸汽作为塔底再沸器热源，塔顶操作温度为150℃，压力为490kPa，塔底操作温度为224℃，压力为529kPa。塔顶冷凝器发生中间级低压蒸汽，将塔顶气体冷却换热到146℃。乙苯塔C-1505：采用高压蒸汽作为塔底再沸器热源，塔顶操作温度为169℃，压力为135kPa，塔底操作温度为230℃，压力为190kPa。塔顶冷凝器发生中间级蒸汽，将塔顶气体冷却换热到167℃。回流比约为1.03。多乙苯塔C-1606：采用高压蒸汽作为塔底再沸器热源，塔顶操作温度为137℃，压力为27kPaA，塔底操作温度为230℃，压力为40kPaA。塔顶冷凝器发生低低压蒸汽，将塔顶气体冷却换热到124℃。塔顶尾冷器采用冷却水将尾气冷却到45℃后进入真空泵系统。脱轻组分塔C-1707：塔顶操作温度为105℃，压力为150kPa，塔底操作温度为115℃，压力为170kPa。塔顶冷凝器将塔顶气体冷却到45℃。2.苯乙烯单元关键设备操作设计条件蒸汽过热炉：过热蒸气流量55585kg/h，蒸气入口温度147℃，入口压力0.376MPa，有效热负荷35000kw，过热蒸汽温度出口温度842℃（F-2101），844℃（F-2119），排烟温度：145℃，热效率：91％。脱氢反应器：在开车前期第一反应器R-2101R，反应压力57kPaA，进口温度为616℃，出口温度为540℃。第二反应器进口温度为633℃，出口温度为562℃。单程EB总转化率为64%，SM选择性为96.9mol%。三联换热器：。从反应器出来的反应器流出物到达脱氢反应进料/出料换热器管程时的温度高达584.5℃，经热交换后，壳程出口的温度达540℃，脱氢反应器出料经三联换热器冷却换热后温度降为126℃。尾气压缩机K-2471：质量流量10785/11536Kg/h，入口温度36℃，入口压力0.0024MpaA，出口温度125℃，出口压力0.045MPaA，功率1804kW。尾气吸收塔C-2506：塔顶操作压力为144kPaA，温度为14℃，塔底操作压力为145kPaA，温度为19℃。尾气解析塔C-2507：塔顶操作压力为43kPaA，温度为101℃，塔底操作压力为44kPaA，温度为96℃。热井洗涤塔C-2908：塔顶操作压力为1kPa，温度为12℃，塔底操作压力为2kPa，温度为16℃。凝液汽提塔C-2304：塔顶操作压力为41.4kPaA，温度为76℃，塔底操作温度为82℃。苯/甲苯塔C-2601：塔顶操作压力为26kPaA，温度为62℃，塔底操作压力为28.8kPaA，操作温度为100℃。塔顶冷凝器将塔顶物料冷却到41℃。低压乙苯回收塔C-2702：塔顶操作压力为6.7kPaA，温度为58℃，塔底操作力为14.6kPaA，操作温度为85℃。塔顶冷凝器将塔顶物料冷却到41℃。高压乙苯回收塔C-2781：塔顶操作压力为37.5kPaA，温度为103℃，塔底操压力为46.3kPaA，操作温度为118℃。苯乙烯塔C-2803塔顶操作压力为6kPaA，温度为63℃，塔底操作压力为15.1kPaA，操作温度为93℃。塔顶尾气在塔顶冷凝器中冷却到41℃后进入到尾冷器后冷至12℃，然后进入真空泵系统。3火炬单元关键设备操作设计条件火炬气回收压缩机位号:66-K-0001A/B其主要工艺参数如下：入口条件：温度：40℃,压力：0.0005～0.005MPa(G),流量:2000m3/h排气条件：要求气体含油量小于10ppm,温度：40℃,压力：0.7MPa(G)火炬凝液泵位号:65-P-0001A/B其主要工艺参数如下：流量：60m3/h,扬程：131m。该泵设计要求为自启动。火炬凝液泵位号:65-P-0002A/B其主要工艺参数如下：流量：30m3/h,扬程：140m。该泵设计要求为自启动。1.3工艺流程说明1.3.1乙苯单元流程说明乙苯单元含有三个系统：烷基化、烷基转移和精馏。苯和乙烯依次通过烷基化反应保护床（R-1205）和烷基化反应器（R-1201），催化反应生成乙苯，苯烯摩尔比为2.9。反应在全液相中进行，反应保护床和烷基化反应器分别含有一层和六层催化剂，乙烯转化率接近100%。由于反应过程放热，会导致每个床层有一定的温升。为维持正常液相反应条件，在烷基化反应器第二和第四床层反应产物出口混入乙烯前将多余的反应热移除。这两处移除的反应热近乎相等。乙烯从界区进入后分为7个部分，分别进入反应保护床和反应器的每一个床层。循环苯由反应进料泵（P-1403A/S）分别进入烷基化反应器和烷基转移反应器。苯在进入烷基化反应器之前先经烷基化进料加热器（E-1201）利用高压蒸汽预热，然后和第一批乙烯在第一个静态混合器（M-1231A）中混合后从反应保护床底部进入。反应保护床出口产物和第二批乙烯在第二个静态混合器中混合后进入烷基化反应器。烷基化反应器第二和第四床层的出口产物被引出并经烷基化反应中间换热器（E-1208）冷却，同时自产低压蒸汽。冷却后的反应产物分别和第四、第六批乙烯混合，然后进入烷基化反应器的第三、第五段床层。烷基化反应器第一、第三、第五段床层的出口产物分别和第三、第五、第七批乙烯在反应器内部通过内部喷射器混合。通过对进入烷基化反应中间换热器的反应产物增加流体旁路可以控制进入第三和第五段床层的进口反应温度。反应器进口压力为3350kPa，保证乙烯在接触催化剂之前能够完全溶解。烷基化反应器的出口产物送入苯塔C-1401。主要由二乙苯和三乙苯组成的多乙苯在烷基转移反应器中通过烷基转移反应重新转化生成乙苯。反应同样在液相中进行，反应近似绝热，几乎没有温升。烷基转移反应器主要由一段固定床EBMax烷基转移催化剂床层组成，催化剂堆积在铝球层上，反应物从反应器底部进入，从顶部流出反应产物。苯和循环多乙苯以2.0的重量比混合后经过烷基转移进料加热器（E-1302）预热至反应温度205℃后进入烷基转移反应器，加热媒介为高压蒸汽。通过反应约60%的多乙苯会被转化为乙苯，烷基转移反应产物送至苯塔C-1401用于回收未参与反应的苯。乙苯单元的精馏系统由苯塔、乙苯塔、多乙苯塔、脱轻组分塔组成。主要用于回收未反应的苯、精制乙苯产品、回收多乙苯和脱除轻组分。苯塔（C-1401）主要用于控制粗乙苯中的苯含量以及回收未参予反应的苯。烷基化和烷基转移反应的产物会被送入苯塔，另外，经过预处理的新鲜干制苯也会作为苯塔的进料，以补充反应消耗掉的苯量。苯塔塔顶液相馏出物会由反应进料泵送至烷基化反应保护床和烷基转移反应器。苯塔的操作需考虑到对两个关键组分的规格要求：塔顶产品中的乙苯浓度和塔釜产品中的苯含量。塔釜液中的苯最终会全部混在乙苯产品中并将在苯乙烯单元回收。减少塔顶产品中的乙苯浓度会提高烷基化反应过程中的选择性，并因此降低烷基转移系统的负荷。在苯塔的塔顶冷凝器中可以自产0.40MPa的低压蒸汽，而在塔釜中用高压蒸汽作为再沸器热源。塔顶的汽相苯少量会送入脱氢组分塔（C-1707）底部，对新鲜苯进行汽提干制。苯塔塔顶罐中的气相物料会送入脱氢组分塔的顶部，以脱除轻组分。苯塔中利用高压蒸汽作为分离产品的热源，这股蒸汽会送至热虹吸式苯塔再沸器（E-1405）。塔顶汽相在苯塔塔顶冷凝器（E-1403）中冷凝，E-1403为抑制蒸发型换热器，回收下来的热量用于发生0.4MPa自产低压蒸汽。冷凝下来的液相产品苯会在苯塔回流罐中收集、缓冲，一部分经由反应进料泵送至烷基化反应保护床和烷基转移反应器，另一部分经由苯塔回流泵（P-1404A/S）送回苯塔作为回流液。含有乙苯、二乙苯、三乙苯及其它重组分的塔釜产品粗乙苯流至乙苯塔（C-1505）作为进料。乙苯塔（C-1505）进料来自于苯塔塔釜产品粗乙苯。乙苯塔主要用于提纯乙苯产品。乙苯塔的操作设定需要考虑对塔顶产品中丙苯、乙基甲苯、二乙苯等杂质最大浓度的规格要求，另外，还要降低塔釜产品中的乙苯含量，这部分的乙苯会被循环到烷基转移反应器。将高压蒸汽送入热虹吸式乙苯塔再沸器（E-1509），作为乙苯塔分离的能量输入。设定塔的操作压力以使在乙苯塔塔顶冷凝器（E-1510）中产生0.4MPa自产低压蒸汽。在乙苯塔塔顶罐（V-1514）中收集的塔顶冷凝液会经由乙苯塔回流泵（P-1509A/S）作为回流和乙苯产品输出。作为产品输出的热乙苯会先经乙苯产品/新鲜苯热交换器（E-1511）冷却，再送入苯乙烯单元或在乙苯产品冷却器（E-1512）中利用冷却水进一步冷凝后送入罐区。乙苯塔的塔釜液主要由未回收的乙苯、丙苯、丁苯、二乙苯以及其它重组分组成，塔釜液流至多乙苯塔（C-1606）作为进料。多乙苯塔（C-1606）主要用于将可循环利用组分（二乙苯、丁基苯、三乙苯等）从不能回收的一些双环类化合物（如联苯甲烷、联苯乙烷等重组分）中分离出来。设定多乙苯塔的操作条件以降低多乙苯在塔釜渣油中的量并限制双环类化合物在塔顶馏出物中的量。多乙苯塔在真空下操作，塔釜再沸器利用高压蒸汽加热，塔顶冷凝器（E-1614）产生低低压蒸汽。多乙苯塔再沸器（E-1613）采用强制循环、抑制汽化设计，具有比较好的操作弹性和稳定的沸腾效果。塔顶冷凝液在多乙苯塔塔顶罐（V-1612）中收集，经由多乙苯循环泵（P-1612A/S）部分回流、部分循环至烷基转移反应器。塔釜产品经多乙苯塔釜液泵（P-1613A/S）送至苯乙烯单元的尾气吸收系统，作为补充渣油吸收剂。塔釜渣油也可以经多乙苯渣油冷却器冷却后送去罐区。多乙苯塔塔顶罐中的气相在多乙苯塔塔顶尾气冷凝器（E-1637）中被冷却水进一步冷凝并接入多乙苯塔真空设备（J-1629）为多乙苯提供真空。脱轻组分塔（C-1707）主要用于对新鲜苯进行干制和脱除反应系统产生的少量轻组分。塔顶的尾气会送至苯乙烯单元的尾气系统回收烃类。新鲜苯经乙苯产品/新鲜苯热交换器预热后进入脱轻组分塔的中部进行干制，塔底产品经轻组分塔釜液泵（P-1714A/S）送入苯处理器（V-1806A/B），苯处理器用于去除会降低催化剂活性的氮基有机物。经苯处理器处理后的苯直接送至苯塔的第42块塔板。来自于苯塔塔顶罐中轻组分富集的汽相作为进料送入脱轻组分塔的上部，苯塔塔顶另一股汽相进入脱轻组分塔底部，作为干制苯的汽提气。脱轻组分塔塔顶汽相在脱轻组分塔塔顶冷凝器（E-1704）中被冷却水冷凝，未冷凝下来的气相送至苯乙烯单元的尾气吸收塔，新鲜苯中含有的水则会被冷凝下来并在脱轻组分塔塔顶罐（V-1710）中被分离。分离出来的水会被送入苯乙烯单元进一步处理。脱轻组分塔塔顶罐中的苯则通过轻组分塔回流泵（P-1715A/S）回流至塔中。由于整个乙苯单元中的有机酸会聚集在脱轻组分塔塔顶，因而会产生腐蚀。除此之外，乙苯单元几乎没有工艺性腐蚀。脱轻组分塔塔顶的腐蚀主要集中在塔顶冷凝器的管程进口，在这里酸性物质富集在刚冷凝下来的液体中，并且液体的温度较高。为减少腐蚀，少量的脱氧水会加入到脱轻组分塔塔顶系统中，对酸进行稀释。另外，轻组分塔水泵（P-1716A/S）会将V-1710中的水相一部分循环至轻组分塔塔顶冷凝器的进口，以降低在冷凝器管程进口端水油两相中酸的浓度。1.3.2苯乙烯单元工艺流程说明苯乙烯装置由两个可以独立运转的单元组成：分别是脱氢反应单元和精馏单元。脱氢反应单元工艺说明:新鲜乙苯和回收乙苯（精馏段中回收）与低压蒸汽混合后，先进入反应进料/反应出料换热器E-2201中汽化和过热然后过热的乙苯/蒸发蒸汽与过热的稀释蒸汽混合后进入第一脱氢反应器R-2101A。第一脱氢反应器出料在位于第二脱氢反应器R-2101B底部的反应器中间加热器E-2129中被过热蒸汽加热，被加热的第一脱氢反应器出料随即进入第二脱氢反应器中反应，得到更高的乙苯转化率。除了苯乙烯，反应也生成少量的苯，甲苯和其它微量副产品。从粗苯乙烯冷凝器出来的油相和水相冷凝液进入到粗苯乙烯分离罐中进行油水分离，分离出来的水相被直接送往汽提塔C-2304中蒸汽汽提除去其含有的少量的烃类。从粗苯乙烯冷凝器中排出的尾气中含有的不凝气（主要是氢，二氧化碳和甲烷），连同一部分芳烃和水蒸汽进入尾气压缩机K-2471的吸入口。尾气压缩机的排出气经三个串联的尾气压缩机后冷器冷凝出水和芳烃。冷凝液送回至粗苯乙烯分离罐进行油水分离。从尾气后冷器中排出的不凝尾气进入尾气吸收/解析系统中进一步回收芳烃。以乙苯单元的渣油作为贫油，在这个系统中回收尾气中几乎所有的芳烃。尾气吸收/解析系统中排出的粗氢尾气送入尾气增压机中进行加压，然后作为粗氢副产品被送出界区。粗苯乙烯分离罐分离出的烃类被泵送至苯乙烯精馏单元。脱氢反应段第一脱氢反应器R-2101A和第二脱氢反应器R-2101B是固定床径相立式反应器。在第一反应器中,反应物料上进下出层放射状流过固定催化剂床。在进入第一反应器之前,从过热炉出来的稀释蒸汽在一系列的特殊设计混合器中与乙苯/汽化蒸汽彻底混合。反应物首先在专利进料混合器SP-2102中混合,接着是第一反应器混合器SP-2103。这种配置能够确保反应物达到理想的混合.通过第一反应器催化剂床层后，气体向下流过外面的环状区域，这是一个位于催化剂外床层和反应器内壁的区域.经过这个区域后，反应物从第一反应器底部流出。一个锥形多角导流筒位于每个反应器的中心用于减少无效体积以达到均匀的流体分配。位于第二反应器下部的反应级间换热器将第一反应器的出料再加热。在进入第二反应器之前，反应物在第二反应器混合器SP-2104中混合以在管道中达到均匀的温度分布。在第二反应器中，被再加热的反应物下进上出，呈放射状向上流过催化剂床。两个反应器设计相似但是第二反应器装有更多的催化剂并且在更高的真空度下操作,这样能够在整个催化剂的使用周期中提高对苯乙烯的选择性。随着催化剂的老化失活，需要提高反应器进口温度以维持乙苯转化率。反应器和精馏系统基于恒定的的乙苯转化率设计。操作压力、催化剂空间速度、乙苯转化率和汽油比这几个因素联系紧密，需要综合考虑选定。后续描述CST系统如何防止催化剂老化。第一蒸汽过热炉以及第二蒸汽过热炉F-2101/F-2119将稀释蒸汽加热到每个反应器需要的温度，可以以尾气、天然气和渣油做燃料。去每个过热炉炉膛的燃料经调整后能确保脱氢反应需要的进口温度。次低压稀释蒸汽首先经过第一蒸汽过热炉的炉管取热,然后在反应级间换热器中作为热媒将第一反应器的出料加热到第二反应器需要的进口温度。出了反应级间换热器后，这股稀释蒸汽在第二蒸汽加热炉中被加热后直接与脱氢反应进料/出料换热器E-2202出来的汽化蒸汽混合，形成的混合物能够达到第一反应器的进口温度要求，然后进一反应器进行脱氢反应。高压锅炉给水在第一、第二蒸汽过热炉的对流段炉管中被预热后进入高压蒸汽罐V-2241，然后以热虹吸的形式送至高压蒸汽发生器E-2203。E-2203壳程产生的高压蒸汽用于向乙苯单元提供热能。第二反应器R-2101B的反应出料在进料汽化器E-2201、脱氢反应进料/出料换热器E-2202中与反应进料乙苯/汽化蒸汽逆流换热后被冷却。乙苯/汽化蒸汽进料依次进入汽化器、进料/出料换热器后进入第一反应器。热的反应器出料依次流过脱氢反应进料/出料换热器、高压蒸汽发生器和进料汽化器。离开进料汽化器的反应出料在粗苯乙烯冷凝器中被冷却水冷凝。粗苯乙烯冷凝器的出料是尾气、烃类和水的混合物。气相部分被送往尾气压缩机K-O罐V-2214。粗苯乙烯冷凝器的液相出料在粗苯乙烯分离罐中进行油水分离。倾析出的水相经凝液泵P-2203A/S(S为备用)送至汽提塔C-2304。烃类溢流过分离罐的挡板后到达一个单独的油相区，经粗苯乙烯泵P-2202A/S送至精馏段。由于二氧化碳溶解到凝液的水相中形成酸性对下游碳钢设备产生腐蚀性并影响到油水分离，胺溶液被加到粗苯乙烯冷凝器的上游以提高PH值。胺加料系统21-A-2207加入胺/凝液溶液以中和掉凝液水相中所有碳酸类化合物。汽提塔设计为双溢流塔板，真空下操作，采用低低压蒸汽总管提供的蒸汽作为汽提介质。汽提塔的进料在汽提塔冷凝器21-E-2322中被塔顶出料预热。汽提塔冷凝器的两端都加入了乙苯冲洗以防止换热器壳程聚集聚合物。塔顶出料经汽提塔冷凝器冷凝后几乎完全冷凝，进入冷凝器汽/液分离器SP-212301后送至粗苯乙烯分离罐。汽提塔的塔底产物经凝液过滤器S-2311A/S过滤后，由汽提塔釜液泵P-2324A/S送至工艺凝液过滤器S-4238过滤后，去锅炉给水系统作为界区内/外锅炉给水的补充。工艺凝液汽提塔汽提出的工艺凝液中含有微量烃类。如上所述，C-2304的进料在汽提塔冷凝器E-2322中被塔顶出料预热。这股塔进料在汽提塔进料加热器SP-2304中与中间级低压蒸汽混合后进一步提高了温度。汽提塔系统在正常环境下可以不需要SP-2304而进行操作，但是将塔进料加热到接近其泡点的温度，可以使得进料中的烃类在塔顶部就几乎完全汽化。这样高效的烃类分离能够最大程度上减少塔板上的聚合物聚集。同时，将塔进料在SP-2304中加热，也能够补偿冬季时粗苯乙烯分离罐的温度降低。正常操作下，工艺凝液汽提塔的压力由粗苯乙烯冷凝器E-2205的不凝气排放量来控制，而E-2205压力由尾气压缩机控制。但是当尾气压缩机尚未运转，反应器在常压或更高压力下操作的时候，塔的压力由汽提塔真空设备J-2395维持。喷射器排出的蒸汽可以直接排入大气(为了开车前将空气排净)或进入粗苯乙烯冷凝器的进口。1.3.3苯乙烯精馏单元工艺说明从粗苯乙烯分离罐V-2202油相室P-2202A/S泵出的粗苯乙烯首先送至尾气/粗苯乙烯换热器E-2439中，被尾气压缩机出口的热尾气加热，新鲜的精馏缓聚剂溶液和含有精馏缓聚剂的回收渣油被一起加入到苯/甲苯塔C-2601之前的粗苯乙烯进料管线中。为了减少苯乙烯的聚合，苯/甲苯塔在真空工况下操作以降低操作温度。苯/甲苯塔将脱氢反应中生成的副产品苯和甲苯回收为精馏产品。在控制返回到反应器中的甲苯含量的同时，也限制塔顶乙苯的量以减少乙苯的损失。为了达到期望的分离度，苯/甲苯塔装有四个规整填料床，两个为精馏段，两个为提馏段。为防止填料层和液体分布器堵塞，塔进料经苯/甲苯塔进料过滤器S-2639A/S过滤，回流经苯/甲苯塔回流过滤器S-2641A/S过滤。苯/甲苯塔再沸器E-2608为热虹吸式，采用中间级低压蒸汽作为热源。塔顶气相在苯/甲苯塔冷凝器/受液罐E-2609中冷凝。冷凝的苯/甲苯经苯/甲苯塔回流泵P-2605A/S送至S-2641A/S过滤后，分别去回流和作为精馏产品去芳烃装置。E-2608的蒸汽冷凝液经苯/甲苯塔凝液泵P-2629A/S送至锅炉给水除氧器A-4301。苯/甲苯塔冷凝器/受液罐排出的不凝气在苯/甲苯塔尾气冷凝器E-2610中被冷冻水进一步冷却。真空设备J-2991用来提供苯/甲苯塔的真空度。乙苯、苯乙烯和重组分作为苯/甲苯塔的塔底产物，由苯/甲苯塔塔底泵P-2604A/S送至低压乙苯回收塔C-2702和高压乙苯回收塔C-2781。E-2609底部收集的倾析冷凝水由苯/甲苯塔凝水泵P-2640送回到粗苯乙烯分离罐中。低压/高压乙苯回收塔:苯乙烯单元乙苯的回收由两个平行操作的乙苯回收塔来实现。苯/甲苯塔塔底产品分成近似相等的两个流股分别进入低压乙苯回收塔C-2702和高压乙苯回收塔C-2781。两个乙苯回收塔的塔顶和塔底产品规格相同。高压乙苯回收塔在较高的压力下操作，因此塔温度高于低压乙苯回收塔。这样低压乙苯回收塔的塔底产物就可以在乙苯回收塔降膜式换热器E-2781中被高压乙苯回收塔塔顶产品加热至再沸。这种高压塔塔顶和低压塔塔釜之间的换热设计较比单塔系统能够很大程度上减小精馏能耗。低压乙苯回收塔和高压乙苯回收塔的主要作用是将未转化的乙苯回收至反应器中，并控制最终苯乙烯产品中的乙苯的含量。同时，回收塔也用来控制返回至脱氢反应器中的苯乙烯含量。所有在高压和低压乙苯回收塔塔底精馏出的轻于苯乙烯的组分都是苯乙烯产品的杂质。低压和高压乙苯回收塔在真空下操作，以降低温度减少苯乙烯聚合和阻聚剂、缓聚剂的消耗。在低压下操作还可以提高乙苯对苯乙烯的相对挥发度，从而减少分离的能耗。低压乙苯回收塔C-2702低压乙苯回收塔装有七个高效规整填料床，五个提馏段，两个精馏段。塔底产物在乙苯塔降膜式换热器E-2781中被高压塔塔顶气相加热再沸。塔底出料经低压回收塔再沸器循环泵P-2707A/S分别送至苯乙烯塔C-2803和E-2781。送至E-2781的塔底出料经降膜式换热器过滤器S-2745A/S过滤，以防止换热器进料分布器堵塞。低压乙苯回收塔塔顶气相在低压乙苯回收塔冷凝器/受液罐E-2712中被冷却水冷凝，不凝尾气（主要为系统泄露的少量空气）在回收塔尾气冷凝器E-2714中被冷冻水进一步冷却。在E-2712和E-2714中冷凝的物料收集在低压乙苯回收塔冷凝器的受液罐中，经低压乙苯回收塔回流泵P-2706A/S泵送为塔回流和作为回收乙苯返回至脱氢反应器。乙苯回收塔真空设备J-2992由三级蒸汽喷射器以及中间冷却器、后冷器组成，为乙苯回收塔提供真空度。像苯/甲苯塔一样，低压乙苯回收塔的回流和进料在进入塔之前均经过过滤以防止塔内件堵塞，回流在低压乙苯回收塔回流过滤器S-2743A/S中过滤，而低压塔和高压塔的进料共用苯/甲苯塔底部的进料过滤器S-2642A/S进行过滤。高压乙苯回收塔C-2781同C-2702一样，高压乙苯回收塔也装有7个高效规整填料床，五个提馏段，两个精馏段。塔底高压回收塔再沸器E-2713采用低压蒸汽加热再沸。再沸器的蒸汽冷凝液由回收塔凝液泵P-2720A/S泵送。塔底产物经高压乙苯回收塔塔底泵P-2781A/S送至苯乙烯塔作为进料。塔顶气相产物在降膜式换热器中与低压乙苯回收塔塔底产物换热后大部分被冷凝，而不凝气体（主要为乙苯和主要为系统泄露的少量空气）同低压乙苯回收塔顶气相合并后进入低压乙苯回收塔冷凝器/受液罐中冷凝。降膜式换热器中冷凝下来的高压塔塔顶产物收集在高压回收塔塔顶罐V-2780中，经高压回收塔回流泵P-2780A/S泵送为塔回流和作为回收的乙苯去脱氢反应系统。高压塔尾气管线连接至低压回收塔塔顶，由真空设备维持其真空度。同低压塔一样，塔顶回流和进料管线在进入塔之前都经过过滤以防止塔内件的堵塞。高压回收塔回流过滤器S-2781A/S过滤回流进料。高压塔和低压塔共用苯/甲苯塔塔底的进料过滤器。苯乙烯塔C-2803低压和高压乙苯回收塔塔底物料合并后送至苯乙烯塔C-2803作为进料。苯乙烯塔精馏得到苯乙烯产品，将C9芳烃及更重杂质分离为塔底产物。苯乙烯塔的作用是控制α-甲基苯乙烯和其它C9+芳烃在最终苯乙烯产品中的含量。苯乙烯塔采用规整填料和塔盘相组合的设计。其中高效填料用于精馏段而塔盘用于提馏段。苯乙烯塔热虹吸式再沸器E-2817采用中间级低压蒸汽再沸。再沸器凝液用苯乙烯塔冷凝液泵P-2823A/S送至锅炉给水除氧器。塔底物料由苯乙烯塔底泵P-2809A/S输送至渣油再沸器E-2823。塔顶气相在苯乙烯冷凝器/受液罐E-2815中被冷却水冷凝。为了减少聚合物的生成，在塔顶管线中喷入产品阻聚剂TBC。如果需要，苯乙烯产品在送至罐区之前也可以注入额外的TBC。苯乙烯冷凝器/受液罐的气相（含苯乙烯的饱和空气）在苯乙烯塔尾气冷凝器E-2816中被冷冻水进一步冷凝。苯乙烯塔真空设备J-2933为苯乙烯塔系统提供真空。苯乙烯冷凝器和苯乙烯尾气冷凝器中冷凝的物料收集在苯乙烯冷凝器的受液罐中，然后由苯乙烯回流泵P-2810A/S送出作为苯乙烯产品和塔回流。苯乙烯产品在送至罐区之前，在产品苯乙烯冷却器E-2819中被冷冻水冷却。为防止C-2803填料和液体分布器堵塞，苯乙烯塔回流过滤器S-2844A/S将回流过滤。在焦油闪蒸系统中，通过汽化苯乙烯塔底的苯乙烯和C9芳烃以减少焦油产品和返回塔的阻聚剂流股中的苯乙烯含量，最大程度上回收苯乙烯产品。闪蒸罐的热量由强制循环的渣油再沸器E-2823提供，该再沸器采用中压蒸汽作为热媒。渣油再沸器的气液两相出料在渣油闪蒸罐V-2826中分离。闪蒸罐的顶部气相出料含有较多苯乙烯，返回至苯乙烯塔塔底，而闪蒸罐底部的液相主要为苯乙烯和渣油，经苯乙烯渣油循环泵P-2811A/S泵送后分三股：渣油再沸器循环液、渣油副产品去罐区和循环渣油返回至苯/甲苯塔。1.3.4真空系统三个苯乙烯单元真空设备的作用是保持正常操作下精馏塔系统的真空度。苯/甲苯塔真空设备维持苯/甲苯塔的真空度；乙苯回收塔真空设备维持低压/高压乙苯回收塔的真空度，而苯乙烯塔真空设备维持苯乙烯塔的真空度。苯乙烯精馏单元真空系统的排气通过大气腿进入热井21-V-2933中。多乙苯塔真空的气液两相出料也进入到热井中。热井中收集的液相由真空系统凝液泵21-P-2919A/S返回到粗苯乙烯分离罐中分离水和烃类，为进一步回收微量的烃类，热井排出的尾气送至热井尾气洗涤塔21-C-2908中与尾气吸收/解析系统中的冷贫油接触传质。热井尾气洗涤塔装有两个床层的散装填料。热井洗涤塔底部的富油被热井尾气洗涤塔釜液泵21-P-2933送至尾气解析塔回收芳烃。同装置中的其它泵不同，21-P-2933不设备用泵。如果该泵故障或热井尾气洗涤塔系统需要维修，那么热井排出的尾气可以被送至一个活性炭床层吸附后直接排入大气。1.3.5阻聚剂系统即使在常温下苯乙烯也可以一定的速率聚合。所以必须在苯乙烯物流中加入阻聚剂或缓聚剂以减少单体聚合损失，保护设备不结垢。在进入精馏单元之前，一股精馏缓聚剂的乙苯溶液被加入粗苯乙烯中，同时精馏阻聚剂被直接加入到两个乙苯回收塔中。Badger工艺采用2.4-二硝基-6-叔丁基苯酚（DNBP）作为精馏缓聚剂，DNBP储存在聚合缓聚剂罐21-V-2935中，经过阻聚剂加料过滤器21-S-2923过滤后由阻聚剂溶液加料泵21-P-2934A/S计量加入到工艺系统中。该聚合缓聚剂被加入到尾气/粗苯乙烯换热器21-E-2439和高压乙苯回收塔21-C-2781的上游。Badger工艺同时也采用精馏阻聚剂抑制苯乙烯聚合，因为精馏阻聚剂较比缓聚剂更高效但消耗的也相对较快，所以缓聚剂和精馏阻聚剂的组合经证明是有效且经济的。STYREX310加料机组21-A-2963(包括罐和泵)向两个乙苯回收塔的顶部两段床层加入精馏阻聚剂。为防止苯乙烯产品在储存和运输过程中聚合，TBC作为产品阻聚剂被加入到苯乙烯塔塔顶系统中。苯乙烯塔系统中有两个TBC加入点。为防止冷凝器和塔顶管线结垢，主要的加入点是塔顶气相管线。通过一系列喷嘴，TBC和苯乙烯的混合溶液被加入到塔顶管线中。另一个加入点是产品苯乙烯冷却器的下游（至罐区之前）。产品阻聚剂加料机组21-A-2962提供TBC的85%甲醇溶液,向苯乙烯塔塔顶管线和至罐区苯乙烯产品管线（可选）中加入TBC阻聚剂。1.3.6中间罐区为保证苯乙烯装置的产品质量并使整个装置的稳定运行，苯乙烯装置内设中间罐区(包含苯类罐区)，中间罐区共有10个贮罐4台换热器和15台泵。其中两个苯储罐、乙苯罐、不合格乙苯罐采用内浮顶式。粗苯乙烯罐罐顶设粗苯乙烯罐尾气冷凝器21-E-3209，采用冷冻水冷凝储罐呼出的气体，控制大气污染物排放。苯乙烯测试罐（两台）和苯乙烯周转罐（两台）10℃的存储温度和罐顶气相连通管设计能有效地控制污染气体排放。混合焦油罐21-T-3210罐内设有加盘管加热维持在90℃左右，以降低渣油产品的泵送粘度。在苯乙烯测试罐和内部周转罐通常会喷漆以防止苯乙烯产品因为铁锈而受到污染。所有的贮罐都会放在具有水渗透保护的安全堤内。主要工艺流程说明如下：苯类罐区设有2台苯原料罐（63-T-0001A/B）及相应的原料苯一般通过管道进入苯原料罐（63-T-0001A/B），经过苯原料泵63-P-0001A/B送至苯乙烯装置。罐区所有苯残液必须集中回收到苯残液罐（63-V-0003），达到一定液位后用苯残液泵（63-P-0003）送芳烃抽提装置重新利用，不能随意排放。从乙苯单元出来的乙苯产品经冷却后送入乙苯产品罐21-T-3107，乙苯进料泵21-P-3106A/S负责将乙苯产品从乙苯产品罐送入脱氢单元进行脱氢反应。通常情况下，乙苯单元的乙苯产品会经乙苯产品/新鲜苯热交换器21-E-1511换热后直接送入脱氢单元。不合格乙苯产品，乙苯单元和高压火炬系统中的排料送入不合格苯乙烯罐21-T-3114。排料在进入不合格苯乙烯罐经乙苯泵出口冷却器21-E-3102冷却至50℃。罐中的不合格产品经乙苯回流泵21-P-3131送入乙苯单元分离。苯乙烯脱氢反应系统生成的脱氢液送入粗苯乙烯罐21-T-3209缓冲，再经由粗苯乙烯泵21-P-3213A/S送入苯乙烯精馏单元。罐顶设粗苯乙烯罐尾气冷凝器21-E-3209，采用冷冻水冷凝储罐呼出的气体至12℃。罐顶气体经尾气冷凝器后排入大气。苯乙烯单元的苯乙烯产品首先送入苯乙烯测试罐21-T-3212A/B，产品检验合格经苯乙烯周转泵21-P-3212A/S送入苯乙烯周转罐21-T-3213A/B，产品不合格则送入粗苯乙烯罐。一部分苯乙烯产品从苯乙烯周转罐由21-P-3215A/S送至界区外聚合装置使用，另一部分由苯乙烯装车泵送出界区外售。为了向苯乙烯周转罐提供冷量，苯乙烯周转罐的一部分泵出产品通过苯乙烯产品输送冷却器21-E-3213被冷冻水冷却至10℃，然后返回苯乙烯周转罐。乙苯和苯乙烯单元的渣油送入混合焦油罐21-T-3210，由混合渣油泵21-P-3208A/S送至焦油加热器21-E-3204加热至100℃，然后去苯乙烯单元蒸汽过热炉做燃料。中间罐区储罐汇总表设备位号设备名称型式主要规格存储时间附件直径SP高度SP容积m321-T-3107乙苯产品罐立式内浮顶18,0001246031712天21-T-3114不合格乙苯罐立式内浮顶10,0001068083912小时21-T-3209粗苯乙烯罐固定拱顶罐14,5001246020581天21-T-3210混合渣油罐固定拱顶罐7,000712027428天蒸汽盘管加热21-T-3212A/B苯乙烯测试罐固定拱顶罐11,50012460129424小时（单台）21-T-3213A/B苯乙烯周转罐固定拱顶罐13,50012460178432小时（单台）

苯类罐区储存一览表序号物料加工量(t/a)储罐储罐型式装量系数储存天数储存温度(℃)名称密度(t/m3)个数容积(m3)设计实际1苯63-T-0001A，B0.87825000022000内浮顶0.934.210～401.3.7尾气增压来自尾气吸收塔21-C-2506塔顶的尾气被送至尾气增压机增压以便该富氢产品能被炼油区PSA装置应用。尾气增压机为异步电机驱动对置式往复机组，每一级压缩设置中间冷却器和中间分液罐。采用每一级气缸气阀和循环旁路调节机组负荷。在机组停车检修时尾气排入低压火炬系统。由于氢气为危险性气体，该增压机采用无润滑气缸，活塞速度低于3.5m/s,每一级的出口温度低于125℃。来自尾气吸收塔21-C-2506塔顶的144kPaA尾气首先进入尾气增压机进口KO罐21-V-5110，分离尾气夹带的水分，KO罐出口尾气进入尾气增压机21-K-5101增压，每一级压缩气缸进出口分别设置缓冲罐，出口缓冲罐后设置中间冷却器，采用冷却水将增压后的尾气冷却，冷却后的尾气去中间分液罐分离水分和冷凝的烃类，中间分液罐出口的增压尾气随后进入下一级的进口缓冲罐，继续增压。尾气经最后一级冷凝器、分液罐冷却、分液后送出界区去下游装置。界区点的压力为3.2MPa,温度为43℃左右。每一级出口的分液罐分离出来的油水冷凝液收集至总管后进入尾气增压机进口KO罐21-V-5110，尾气增压机冷凝液输送泵21-P-5101A/S间歇操作，采用KO罐液位联锁开停泵，将油水冷凝液送至装置内的粗苯乙烯分离罐21-V-2202回收烃类。从氢气系统中回收的含油凝液回收至粗苯乙烯分离罐中。1.3.8内部火炬系统苯乙烯装置内火炬气分别排至两个系统,一个低压火炬系统,一个高压火炬系统。苯乙烯单元的主要设备多为负压操作，设备的设计压力比较低，所以苯乙烯单元的火炬气必须排入低压火炬系统低压火炬系统的背压为70kPa。火炬气通过装置内火炬总管，排至低压火炬K.O罐21-V-4802，在K.O罐内进行汽液分离，液相返回工艺系统，气相去OSBL低压火炬系统。最大排放量出现在停冷却水情况下，排放量为89.5t/hr，排放温度为125℃。乙苯单元的火炬气，通过装置内高压火炬总管，排至高压火炬K.O罐21-V-4801，在K.O罐内进行汽液分离，液相返回工艺系统，气相去OSBL的高压火炬系统。高压火炬系统的最大背压为150kPa，最大排放量出现在非正常停车情况下，排放量为265t/hr，排放温度为170℃。1.3.9蒸汽系统为EB/苯乙烯单元提供的蒸汽公称压力标准是3800、1000和300kPa。正常400kPa蒸汽是从苯乙烯单元的尾气压缩机透平排出口产生的，剩余的部分由EB单元的蒸汽发生器产生的蒸汽补充。苯乙烯单元在高压蒸汽发生器E-2203里产生饱和高压蒸气。高压减温器SP-214101,、中压减温器SP-214102、IP减温器SP-214103、LP减温器SP-214104、ILP减温器SP-214105都是界内蒸汽系统的一部分。1.3.10凝液系统来自中压蒸汽换热器（E-2823、E-2538）工艺凝液、和用泵输送的LP低压蒸汽再沸器（E-2713）和ILP次低压蒸汽再沸器（E-2608、E-2817）凝液，在锅炉给水脱氧槽A-4301里收集和闪蒸，来回收蒸汽并供应大部分的锅炉给水。A-4301产生的蒸汽去LLP蒸汽总管。较少量的泵打凝液被送到凝液冷却器（尾气压缩机单元的一部分），然后向尾气压缩机、泵密封提供CCS，并周期性的向CST溶液系统A-2975提供凝液。沉降水汽提塔C-2304塔釜产生的工艺凝液用泵通过工艺凝液过滤器系统S-4238送到界区或锅炉给水脱氧槽A-4301。1.3.11锅炉给水和排污系统界区内的BFW脱氧槽向EB/SM装置提供BFW。在正常操作时锅炉给水脱氧槽A-4301接收工艺凝液和换热器的凝液并输出闪蒸蒸汽。由高压锅炉给水泵P-4325A/S和低压锅炉给水泵P-4326A/S将锅炉给水分别送入各蒸汽发生器。在装置开停工及凝液成分不合格时，由界区引入精制水并用界内LLP蒸汽总管来的LLP蒸气加热这部分的精制水。锅炉给水加药剂系统也包括在锅炉给水系统里。高压蒸汽发生器E-2203同关联罐V-2241及EB单元的几个蒸汽发生器的排污去沉降水汽提塔C-2304的底部，闪蒸部分蒸汽以减少汽提所需蒸汽。1.3.12冷却水和冷冻水工艺单元的循环冷却水是由界区提供的，然后返回界区。冷冻水（50%的乙二醇溶液）由冷冻水罐的冷冻水泵提供，在工艺系统、罐区用户和A-2902冷冻水系统之间循环。1.3.13工艺排污系统三套封闭的排污系统分别收集中间罐区、EB单元和苯乙烯单元工艺排放，中间罐区、EB单元和苯乙烯单元工艺排放是分开的这样使得它们能够很容易的去各自的工艺单元进行再处理。工艺排污收集采用密闭的排污系统是因为美国环境标准认为EB单元处理的主要化学物质(苯和乙苯)、苯乙烯单元处理的主要化合物（乙苯、单体苯乙烯、甲苯和苯）的气相扩散到大气中将是危险的空气污染物（HAP’s）。同时还提供了一个常规的开放式油水排污系统，主要用来收集装置区的雨水。1.3.14乙苯和苯乙烯冲洗分配总管苯乙烯单元包括一套乙苯冲洗分配管网，用于为容易出现聚合问题的地方提供冲洗油。EB冲洗也用于冲洗EB单元、苯乙烯单元和罐区的苯浓度较高的泵。苯乙烯单元还有一个苯乙烯冲洗管网，用在由于苯乙烯产品纯度的原因而不能使用EB冲洗的地方。1.3.15退料系统EB和苯乙烯单元有各自的退料系统。EB单元的退料经EB退料冷却器去不合格EB罐。苯乙烯单元的退料一般情况下直接去粗苯乙烯储罐，也可以先经EB退料冷却器冷却后再去粗苯乙烯储罐。这些从退料系统来的有机物分别去各自的单元进行回收处理。1.3.16化工区系统火炬1.3.16.1主火炬火炬气总管全厂所有的火炬支管及总管都具有一定的坡度要求，整个火炬管网中没有“袋形”。除乙烯装置送出的火炬支管外，所有的支管都坡向总管，总管都坡向分液罐，使在火炬管中不至于形成柱塞流而影响整个系统的火炬气排放。北区主火炬气管网排入的火炬气，来自：化工全压力罐区、乙烯、丁烯-1/MTBE、丁二烯、芳烃抽提、苯乙烯乙烯装置，罐区布置在最西部，其火炬气接入乙烯装置送出的Ф1900火炬气总管的端部。苯乙烯装置排放压力为0.07MPaG火炬气，相对主火炬气背压0.15MPaG，其压力较低，为其专门设一条管道引至分液罐前接入北区主火炬总管。丁二烯装置排放压力为0.027MPaG含富炔的火炬气，专设一条排放管线引接至水封罐前进入北区主火炬系统。北区排放量分析，停电为最大的排放工况1640吨/小时。北区主火炬的排放量如表1.3.16-1所示。表1.3.16-1北区主火炬气排放量一览表序号装置名称电力故障（t/h）循环水故障（t/h）正常排放（t/h）备注1乙烯装置9159152丁二烯装置56.6249.40.072.73MTBE/丁烯-1装置181.8181.84芳烃抽提265160.25苯乙烯1.489.5220合计164015963.0南区主火炬气管网接入南区各装置送出的火炬气，其中包括聚丙烯、高密度聚乙烯、全密度聚乙烯、丁苯橡胶/SBS。北区火炬检修期间，全压力罐区由于乙烯球罐受热辐射升温，产生的少量气体排放，可通过跨线接入南区火炬管线。南区排放量分析，停电为最大的排放工况883吨/小时。南区主火炬气的排放量如表1.3.16-2所示。表1.3.16-2南区主火炬气排放量一览表序号装置名称电力故障（t/h）循环水故障（t/h）正常排放（t/h）备注1HDPE装置1481481.12FDPE装置15026.53.43PP装置2001132.54丁苯橡胶/SBS装置385305合计8835937除上述火炬气外，全压力罐区火炬气主要是处理在主火炬系统检修期间，由于日照的辐射热导致乙烯液态烃温度升高，使球罐内压上升泄放的少量可燃气体。罐区火炬气的排放能力为5t/h，罐区排放火炬气管线上，设跨接线，可去主火炬的南北区主火炬系统，保证罐区火炬气的安全排放。1.3.16.2化工火炬区化工火炬区布置有自卸式捆绑火炬、分液罐、水封罐、点火系统及相应的工艺公用管线和控制阀组。该火炬界区考虑了每个火炬的拆卸及安装位置。南北区主火炬的火炬气进入火炬界区后分别经过各自的分液罐和水封罐后，分别进入各自的火炬筒体放空燃烧。分液罐用以在火炬气进入火炬筒前分离掉火炬气中所带的600μm以上的液滴，以防止“火雨”的发生。分液罐的主要设计参数为通过分液罐的火炬气体积流量、需分离掉的液滴大小和分液罐中的贮液量等。分液罐中分离下来的液体经分液罐凝液泵回送至常压罐区。主火炬凝液泵均为电驱动离心泵，其用电负荷为一级负荷，以保证在电力故障工况下的安全投用。此泵为间歇操作，正常为1用1备，最大工况时两台泵可并联操作。泵设计为液位联锁自启动，高液位开泵，低液位停泵。为了保证南北区的正常操作，火炬要求设置相应的公用工程，包括燃料气、仪表空气、扫吹氮气、消烟蒸汽、水和电。其中吹扫氮气的供给、消烟蒸汽供给和水封罐给水均采用自动控制。火炬系统的流程图及火炬平面布置图详见附图。北区主火炬气分支进入北区双流式的分液罐（65-V-0001）中，火炬气分离直径大于600μm的液滴后火炬气进入北区水封罐（65-V-0002）。水封罐设450mm水封高度。事故排放时，火炬气冲破水封，排入北区主火炬（65-F-0001）。北区分液罐中的凝液，由北区主火炬凝液泵（65-P-0001A/B）送入化工厂区外管，然后至常压罐区。南区主火炬气直接进入南区单流式的分液罐（65-V-0003）中，火炬气分离直径大于600μm的液滴后火炬气进入南区水封罐（65-V-0004）。水封罐设450mm水封高度。事故排放时，火炬气冲破水封，排入南区主火炬（65-F-0002）。南区分液罐（65-V-0003）中的凝液，由南区主火炬凝液泵（65-P-0002A/B）送入化工厂区外管，然后至常压罐区（污油罐55-T-0007）。火炬回收气管线分别从各区分液罐和水封罐之间的火炬气管线引出，送至化工火炬气回收站。各区分液罐及水封罐均设有蒸汽伴热系统，控制其罐内温度不低于0℃，防止罐内液体凝固。化工火炬区布置在化工装置区东北上部。各区分液罐、水封罐、以及火炬凝液泵等设备布置在临近化工火炬处的管廊两侧。化工火炬区用电负荷为一级负荷。1.3.16.3化工火炬气回收站各装置回收火炬气经压缩机前缓冲罐进入火炬气回收站火炬气压缩机（66-K-0001A/B），压缩0.8MPaG后的火炬气进入火炬回收气缓冲罐（66-V-0001），然后排入化工区燃料气系统。化工火炬气回收站布置在距化工火炬区较近苯罐区北侧，送出的回收火炬气在燃料气管网的上游端部，有利于燃料气的充分混合。1.3.17伴热根据独山子地区底气象条件，结合装置物料特性及工艺操作要求，伴热根据不同底要求，分为三种型式，热水伴热、蒸汽伴热及电伴热，优先采用热水伴热，在热水伴热不能达到温度要求时，采用蒸汽伴热，对伴热温度有控制要求时，采用电伴热。1.4工艺原则流程图火炬系统原则流程图PAGE1.5苯乙烯装置物料平衡图1.6工艺指标1.6.1原料规格(1)乙烯规格表（典型值）组分规格单位测试方法备注乙烯99.95%volminASTMD2505甲烷+乙烷500，mg/lvolmaxASTMD2505C3=及以上组分3mg/lvolmaxASTMD2505乙炔2mg/lvolmaxASTMD2505氧气1mg/lvolmaxASTMD2504CO0.2mg/lvolmaxASTMD2504CO23mg/lvolmaxASTMD2504氢5mg/lvolmaxASTMD2504总硫(以硫计)0.5µg/gwt，maxASTMD-6667总氮(以氮计)1mg/lvolmaxASTMD-6069NO+NO20.2mg/lvolmaxN2O0.2mg/lvolmaxNH30.2mg/lvolmax总羰基(醛、酮)1mg/lvolmaxASTMD-4423H2O1mg/lvolmaxDewpointmeter甲醇1mg/lvolmaxASTMD-4864氯化物(以氯计)1µg/gwtmaxASTMD-4929砷30µg/Lvol，maxGC+AED(Angilentmethod)氧化有机物5mg/lvolmax羰基硫化物20µg/Lvol，maxGC+AED(Angilentmethod)丙二烯2mg/lvolmaxASTMD-2712甲基乙炔3mg/lvolmaxASTMD-2712磷0.03mg/lvolmaxGC+AED(Angilentmethod)界区条件：温度:35℃压力:3.5MPa(G)相态：气相(2)原料苯规格表（典型值）项目规格单位测试方法苯99.94%wtmaxASTMD4492总硫1µg/gwtmaxASTMD6667水饱和µg/gwtASTMD-890/D-1364凝固点5.4Min℃ASTMD852颜色(APHA)20maxASTMD1209外观(18.3℃~25.6℃)无色透明液体总氮1µg/gwtmaxASTMD6069密度(20℃)878～886kg/m3ASTMD891噻吩1µg/gwtmaxASTMD4735酸性物质检测无APHAmaxASTMD847馏程最大1℃，包括80.1°C(760SPHg)℃ASTMD850甲苯100µg/gwtmaxASTMD4492-98非芳500µg/gwtmaxASTMD4492-98界区条件：温度:室温压力:0.5MPa相态液态1.6.2三剂规格及储存(1)催化剂规格表名称供应商型号/规格装填量堆积密度(kg/m3)循环周期(年)寿命(年)烷基化催化剂S&WEM-33007,840kg355312烷基化保护床催化剂S&WEM-33001,960kg35514烷基转移催化剂S&WEM-37006,400kg500312脱氢反应催化剂CRIHyJrcat205m31,522/3脱氢催化剂垫料CRIIroncat6.8m3//6苯预处理分子筛13X12180kg600/2苯预处理分子筛4A5220kg600/2铝球6SP3.3m31,900//铝球19SP10.8m31,900//无烟煤/5.4m3//15活性炭/30m3///(2)化学品规格表名称供应商型号/规格年消耗量苯乙烯产品阻聚剂--85%TBC甲醇溶液9,000kg苯乙烯精馏阻聚剂GE/NalcoStyrex310/PrismEC3351A52,000/88,000kg苯乙烯精馏缓聚剂--70%DNBP乙苯溶液114,000kg防蚀剂NalcoEC-1108A16,400kg氢氧化钾溶液--45wt%溶液4900kg磷酸盐Nalco/115kg联胺Nalco/720kg助滤剂NalcoEC-80012400kg1.6.3中间产品、产品、副产品规格及用途⑴、中间产品乙苯规格（典型值）项目规格单位测试方法乙苯99.94%wtminASTMD5060苯471µg/gwtmaxASTMD5060甲苯+乙基甲苯100µg/gwtmaxASTMD5060邻/间/对－二甲苯100µg/gwtmaxASTMD5060枯烯，正丙苯40µg/gwtmaxASTMD5060非芳30µg/gwtmaxASTMD5060二乙苯1µg/gwtmaxASTMD5060界区条件：温度:40℃压力:0.5MPa相态液态(2)产品苯乙烯规格表（典型值）项目规格单位测试方法苯乙烯99.90%wtminASTMD5135乙苯300µg/gwtmaxASTMD5135а-甲基苯乙烯300µg/gwtmaxASTMD5135醛(以苯甲醛计)50µg/gwtmaxASTMD2119过氧化物(以过氧水计)50µg/gwtmaxASTMD2340聚合物10µg/gwtmaxASTMD2121颜色10APHAmaxASTMD1209/D-5386含硫1µg/gwtmaxASTMD2120阻聚剂(TBC)10～15µg/gwtmaxASTMD2120含氯(以Cl计)1µg/gwtmaxASTMD4929/D-5808异丙苯100µg/gwtmaxASTMD5135正丙苯50µg/gwtmaxASTMD5135苯乙炔150µg/gwtmaxASTMD5135水5µg/gwtmaxASTMD890苯5µg/gwtmaxASTMD5135比重(15.6°C)0.91ASTMD891-895ASTMD4052-96界区条件：温度:10℃、压力(去下游/外送):1.0/0.6MPa、相态液态(3)副产品苯/甲苯规格表（典型值）项目规格单位苯30.33wt%甲苯69.22wt%乙苯0.15wt%甲基环己烷0.18wt%水0.10wt%界区条件：温度:40℃压力:0.5MPa相态液态(4)副产品脱氢尾气规格表（典型值）项目规格单位氢气54.92wt%一氧化碳0.77wt%二氧化碳27.7wt%甲烷7.87wt%乙烯0.85wt%乙烷0.23wt%C3,C4,C50.97wt%苯0.11wt%乙苯0.09wt%苯乙烯500mg/l三乙苯0.01wt%水5.38wt%空气1.04wt%界区条件：温度:35℃、压力:3.2MPa、相态气态1.6.4公用工程规格表序号公用工程单位规格备注1循环冷却水界区压力.(入口)MPaG≥0.4界区压力.(出口)MPaG≥0.2界区温度.(入口)℃≤30界区温度.(出口)℃≤40污垢系数m2K/w5.16x10-4pH值7-8.5总硫含量TDSmg/l≤3000总硬度dH6-50氯含量mg/l≤2002精制水界区压力.(入口)MPaG0.8~1.0界区温度.(入口)℃84~104PH6.5~7电导(25℃)µs/cm≤0.2二氧化硅mg/1≤0.02总铁ppm≤0.02总铜ppm≤0.01油ppm≤0.3氧含量ppm≤0.01