乙苯-苯乙烯装置操作规程

乙苯一苯乙烯装置操作规程

目录

1范围.........................................................2

2原理与过程...................................................2

3生产流程及说明...............................................7

4装置平面布置（略）..........................................12

5设备明细表..................................................13

6原材料和产品控制............................................20

7操作方法....................................................20

8装置开工....................................................20

9紧急事故处理和联锁停车......................................43

10装置停工...................................................48

11设备操作法.................................................49

12PSA的程序控制.............................................58

1范围

本规范规定了乙苯-苯乙烯装置生产过程、工艺流程、开停工操作、岗位操作方法、安全防范

措施及专用设备的操作规程等项内容。

本规范适用于第一联合车间乙苯-苯乙烯装置操作人员及车间相关管理人员，其它有关单位的

有关人员亦应参照使用。

2原理与过程

2.1乙苯生产原理

2.1.1煌化反应机理

2.1.1.1生成乙苯:CJh+C6H产C6Hse2压

在沸石催化剂上存在Lewis酸中心，可以吸附干气中的乙烯分子，生成正碳离子L-CH2cH再

与苯进行加成反应生成乙苯。这一反应是可逆反应，但是在反应条件下，正向反应（燃化）比逆反应

（反燃化）更有利。煌化反应是放热反应。反应热△H=T06.2KJ/molo

2.1.1.2生成多乙苯:如:GH5c2Hs+C2H4=C6H4（CJis）2

乙苯可以进一步烷基化生成二乙苯、三乙苯等。（有邻、间、对三种异构体）

2.1.1.3多乙苯反3化:C6II,（C2Hs）2+C6HRCsHq%

在反燃化反应器中，在沸石催化剂上同样存在Lewis酸中心，吸附多乙苯分子生成正碳离子，

发生烷基转移反应生成乙苯，并达到稳态浓度。

2.1.1.4生成丙苯和丁苯：C3H6+C6H行C6H5aH7

Cq%+C6H6=CgH5c4H9

干气中除含10〜30（V）%的乙烯外，还含有少量的丙烯和丁烯，在燃化催化剂上，同样发生烷基

化反应，生成同相应组分呈平衡的丙苯（异丙苯和正丙苯）和丁苯（4个异构体：正丁苯、异丁苯

仲丁苯和叔丁基苯）；丙苯和丁苯之类较高级的烷基苯不象乙苯那样稳定，在反燃化反应器中，在

Lewis酸中心作用下，它们较易脱烷基，也能较容易发生相互转变，而且在低空速时，较易经过烯

燃聚合和裂解转变为乙苯。

CeHEM+C6HefCeHQHs+CcHsClfc+C3H6

C6H5aH9+C6H6-C6H5GH5+C6H5c3H7+C6H5cHs+GH,

2.1.1.5生成甲苯：

甲苯可以由非芳烧、乙苯和二甲苯生成的，且主要是由丙苯和丁苯之类较高级烷基苯生成的。

甲苯在反应器中不易通过脱烷基方法除去。

2.1.1.6生成二甲苯：

在Lewis酸中心作用下，在反应温度下，乙苯能够异构化生成二甲苯，三个二甲苯异构体之

间很容易进行异构化，在反应器流出物中它们接近热力学平衡。

2.1.1.7生成多烷基苯：

在烷基化反应器中，烷基苯也可能进一步烷基化生成相应的多烷基苯，如通过下列反应生成同

甲苯呈平衡的甲乙苯，

C6H5cH3+C2HLe曲CH3c2H5

Cell5cH3+CeH5c2H5-QH,CH3c2H5+C6H6

其它一些烷基苯也可能进一步烷基化生成相应的多烷基苯，如乙基异丙苯。二丙苯，乙基二甲

苯等。脂肪煌和芳炫的异构化作用都是很容易进行的反应，因此，它们的异构体（如对/间/邻乙基

甲苯等）在反应器流出物中是接近热力学平衡的。

2.1.1.8生成轻组分：

这些副产物包括七、C02>CA,CH”、N2,以及C3>C、Cs烯崎和石蜡烧。进料原料中杂质是轻

组分的主要来源，除此之外，烯煌聚合生成小于仁之类的烽类。

N[CnH2n]-[CnH2n]n

2.1.1.9生成多环化合物：

多环化合物主要是二苯基乙烷和二苯基甲烷（联苯和1.1一二苯基甲烷）和它们的衍生物，被

称做重组分或高沸物，二苯基甲烷主要是由较高级的烷基苯（丙苯、丁苯等）和苯反应生成的。例

如：

CeHsC3H7+C6HefCeHsCH2aHs+C2H6

生成二苯基乙烷将更直接，基本上是通过下列烷基化反应进行的：

C6%C曲+C6H6-C6Hse2口£曲

多环化合物作为多乙苯塔釜液从工艺过程除去。

2.1.2影响煌化反应的因素

2.1.2.1苯烯比

煌化反应器的苯进料是大量超过化学计量的，因此，反应受乙烯进料限制。苯烯比是反应进料

中苯与乙烯的分子比。苯烯比决定了催化剂床层的温升，这是由于烷基化反应为放热反应。它也决

定了在催化剂孔道内乙烯的浓度，并影响着主反应和副反应的热力学和动力学。苯煌化反应是气相

可逆反应，对于气相可逆反应，任何一种原料过量都有利于提高其它原料的转化率，高的苯烯比可

以使乙烯转化率提高，二乙苯和三乙苯浓度降低，并减少副产物生成。但是，苯烯比高需要大量苯

循环。

2.1.2.2催化裂化干气进料方式和乙烯转化率

本装置采用固定床反应器，设有五段床层，循环苯从反应器顶进入，干气从侧线分三路分别进

入前四段反应床层。新鲜干气在四段床层间分配，以便控制每段床层乙烯浓度和抑制温升。分配给

第四段床层的百分率最低，以便降低空速，并达到要求的乙烯单程转化率。这里干气不仅是反应原

料，还是取热介质，一方面达到热能有效合理利用，另一方面保证了下一段反应床层的入口温度要

求，简化了反应器的结构。

煌化反应器中乙烯转化率是烷基化催化剂活性的主要指标。其定义为：

煌化反应器乙烯单程转化率

=（总乙烯进料量-反应器流出物中乙烯量）/总乙烯进料量

2.1.2.3空速：

干气中乙烯是燃化反应器中按化学式计量的反应物，它的进料量决定装置的生产率。为实现设

计和操作目的，在稳态操作条件下装置的空速为：

乙烯空速=1^乙烯/（kg催化剂Xh）

在催化剂床层中反应混合物料的停留时间取决于包括干气和芳煌两部分物料在内的总流率，或

者：

总空速=kg反应混合物料/（kg催化剂Xh）

当装置在低于设计能力下进行生产，而苯烯比不变时，空速将降低，停留时间增长，乙烯转化

比率增加。但有些副产物，特别是二甲苯会增加，可以调整操作条件以得到最佳结果。

2.1.2.4温度：

反应温度必须保证反应物分子吸收足够热量达到活化状态。高的反应温度有下列影响：

增加烷基化反应速度，提高烷基化反应器中的乙烯转化率。

增加烷基转移反应速率。

增加甲苯和二甲苯的生成。

增加双环化合物的生成。

2.1.2.5压力：

煌化反应是气相可逆反应，增大反应压力有利于体积减小的反应，苯煌化反应是由两个反应物

分子生成一个产物分子的反应，因此，增加反应压力有利于煌化反应的进行。

2.1.2.6二甲苯的控制：

乙苯中二甲苯含量高最终会影响苯乙烯产品的质量，通过减少原料中碳三以上烧类的含量、降

低反应温度及提高乙苯精镭塔分离能力等措施可以减少乙苯中二甲苯的含量。对苯乙烯精制过程最

有害的是邻二甲苯，它在产品中含量大小通过乙苯精储塔操作是能够控制的。邻二甲苯部分地随多

乙苯循环并异构成对、间二甲苯。

2.2苯乙烯生产原理

2.2.1乙苯脱氢反应机理

2.2.1.1脱氢反应

乙苯通过强吸热脱氢反应生成苯乙烯，

C6Hse23c此C2H3+H2

反应进行程度受化学平衡制约，气相状态下的平衡常数是

P（苯乙烯）XP（氢）

P（乙苯）

PTXY（苯乙烯）XY（氢）

Y（乙苯）

这里：

P：表示分压；

Y：表示摩尔分数；

PT：表示总压。

对于气相吸热反应而言，反应平衡常数随温度上升而增加，温度与平衡常数的关系如下：

lnKp=A-B/T

这里：

T:K；Kp:atm；

A=15.685；B=14990（根据API工程数据手册44页）。

所以高温有利于乙苯向苯乙烯转化。

2.2.1.2热反应：

乙苯能在高温没有催化剂条件下转化生成苯乙烯。在目前的催化工艺中，如果温度太高也会发

生热反应。在乙苯生成苯乙烯的热反应中，主要的副产物是苯及其转化生成的复杂的高级芳煌混合

物（例如：意或花）和焦碳。低于600℃以下，热反应发生并不明显，在655℃以上时，就成为影

响总产率的重要因素。甚至在有蒸汽存在下（它能够吹走焦碳），在催化剂床层中，只要温度过高，

这些热反应都将发生。

减弱热反应的方法之一就是在乙苯进入催化剂床层之前避免将乙苯加热足够的反应温度（超过

620℃）,就是说，将乙苯和部分用来抑制结焦的稀释蒸汽过热到低于580℃,然后在催化剂床层入

口与大部分稀释蒸汽混合。主蒸汽被加热的温度必须保证过热乙苯/水蒸气混合物达到催化剂床层

入口温度要求。

在二级反应系统中，二段床层入口处安装一台反应器出料再加热器有利于抑制热反应。再加热

器安装在二段反应器顶部。在催化剂床层顶部，从一段出口到二段反应器之间的体积对热反应影响

不大，因为温度正好低于580℃。

控制热反应最重要的一点就是催化剂床层的结构。径向外流式比轴流或径向内流具有较底的入

口容积，当气相进料通过催化剂床层时可获得理想的分布。这种形状也有利于减小压降，因为通过

床层的流径大大缩小。仅考虑热反应而言，内部分布圆筒直径应尽可能小，然而，直径太小可能导

致：

沿分布器流动阻力增大，形成不均匀分布；

物料蒸汽以一定速度通过催化剂床层，引起催化剂颗粒磨损，造成催化剂严重消耗。

对反应器设计的另外一个要求是既要抑制热反应，又要保证合适的物料分布。如果沿圆筒方向

速度保持恒定，则可获得较好的分布。因此圆筒并不是做成锥形，理论上讲，这种形状在垂直截面

上呈抛物线形。但实际上该结构近似为锥体。这种插入式圆柱体减少有效空间大约50%,也同样抑

制了热反应。

2.2.1.3副反应:

乙苯/苯乙烯混合物还会发生某些不受平衡制约的一次反应，主要是脱烷基反应，反应式为：

CeHsC2H5=即。2上

CeHsCzHs+HkCeHsCHs+CHa

其它副反应生成少量的a-甲基苯乙烯和高沸物。甲烷与乙烯又会继续与蒸汽发生反应，反应

式如下：

CH,+H20=C0+3H2

C0+H20=C02+H2

在反应温度下水煤气变换反应接近平衡：

C02+H2=C0+II20

乙苯在高温下部分碳化

C6Hse2H5=8C+5H2

8C+16H20=8C02+16H2

一般来说，甲烷与乙烯生成量要少于苯与甲苯。C0的含量大约占碳氧化物的10（V）%。

在反应器中反应达到平衡时苯乙烯生成反应即刻停止，而苯与甲苯生成则继续进行，不受平衡

制约。此外，由于苯乙烯生成反应部分受扩散控制，随着温度升高，苯和甲苯生成反应速度比苯乙

烯生成反应速度增加更快（热反应亦如此）。在乙苯脱氢反应的同时，进料中的二甲苯也发生了转

化。其中间、对二甲苯大约转化掉了10%,而邻二甲苯基本不变。

2.2.2影响脱氢反应的因素

2.2.2.1反应温度：

在其它反应条件不变时，脱氢速率正比于反应混合物组成距离平衡组成的远近。当反应混合物

组成接近平衡组成，则反应很慢，并最终停止，而副反应则继续进行。适当调整反应参数可使平衡

移动或改变平衡式中的相应组成。

因为脱氢反应是吸热反应，所以反应混合物的温度随反应进行而降低。反应速率一方面由于接

近平衡状态而下降，另一方面温度下降亦导致反应速率下降。温度下降也会导致平衡常数降低。这

样随反应混合物在通过床层过程中冷下来，反应速率就受到抑制.在正常设计中，认为80%的温降

发生在催化剂床层的第一个1/3处是比较合适的。基于这样的考虑，入口温度应很高。但高温使副

反应和生成苯、甲苯的脱烷基反应速度的增长高于催化脱氢反应速度的增加。因此为了得到好的选

择性，入口温度必须有一个上限。另外，高温会迫使设备材料的选取由普通的不锈钢变为较为昂贵

的合金。

2.2.2.2催化剂用量：

催化剂用量对于最优操作的影响也很重要。催化剂太少不利于反应充分进行；而催化剂太多又

会使乙苯在催化剂床层中停留时间太长，副反应产物增加。

2.2.2.3反应压力：

由于脱氢反应是产物体积增加的气相反应，故平衡常数受压力的影响。高压将使平衡向左移动，

不利于脱氢反应；低压有利于乙苯脱氢，且不存在选择性降低的问题。

2.2.2.4稀释蒸汽：

稀释蒸汽可降低乙苯、苯乙烯、氢气的分压，其效果与降低总压一样。稀释蒸汽还有其它重要

作用。首先，蒸汽为反应混合物提供热温降量。如果乙苯脱氢反应温降越小，那么在同一入口温度

下乙苯转化程度就越高，第二，少量的水蒸气使催化剂处于氧化状态，从而保持高活性，水的用量

随使用的催化剂而定。第三，水蒸气抑制了高沸物在催化剂表面的沉积成焦碳。如果这些焦碳在催

化剂表面沉积过多，就会降低催化剂的活性。过多使用稀释蒸汽则会相应增加蒸汽产生系统的费用。

2.2.2.5反应级数：

根据以上分析，在温度、压力、稀释蒸汽一定范围内，单级反应器的乙苯单程转化率限制在40~50%

之内。如果把反应出料再加热到一段入口温度左右，则反应混合物远离平衡，再加热的混合物将在

二段催化剂床层中进一步转化为苯乙烯，直至达到新的平衡，乙苯的总转化率可达到60-75%.这种

再加热和增加级数的工艺经常被采用，但每增加一段，转化率增加并不明显，甚至还会带来选择性

的下降，到目前为止，采用二段以上段数并不经济。

2.2.2.6催化剂种类：

商业上有许多种乙苯脱氢催化剂可被采用，一般来说，这些催化剂可分为两种类型。高活性低

选择性或高选择性低活性，也有一两种能适中的催化剂。在不影响催化剂活性的前提下，催化剂类

型亦随最小稀释蒸汽量而异。

脱氢催化剂被水浸湿时会受损害。因此，反应系统在装填催化剂之前必须经过干燥处理。装填

期间，应避免催化剂被雨水淋湿。装填之后，应特别注意避免反应器内蒸汽冷凝，在开车、正常操

作、停车时应防止液态水进入反应器。

2.3产品苯乙烯的自聚和阻聚机理

苯乙烯的自聚一般是在贮存过程中发生的，它的基本反应为：苯乙烯自由基的生成、自由基的

抑制和苯乙烯的氧化。

苯乙烯自由基的热激发生成机理为：首先生成苯乙烯的二聚物，然后二聚物与另一苯乙烯分子

反应而生成自由基。方程式如下：

2C6H5C2H3-*CwHnC6H5

GoHuCeHs+C6HsCJhfGoHuCeHs+CsHsC'=CH3（苯乙烯自由基R'）

氧同样可以从二聚物中脱氢生成过氧化自由基，

,

CIOHI1C6H5+O2-ROO

50°C时，氧激发比热激发更为重要，自由基的存在和增长将导致苯乙烯高聚物的生成。

TBC与02在苯乙烯阻聚中的作用：

当没有氧存在时，TBC与苯乙烯自由基的反应速度并不很快，同时由于苯乙烯的浓度远远高于

TBC的浓度，TBC几乎不起阻聚作用.当有氧存在时，苯乙烯自由基与氧的反应速度非常快，能迅

速转化成过氧化自由基，每个TBC分子能以很快的速度终止四个过氧化自由基。有实验数据表明在

TBC过量的情况下，如果苯乙烯中的氧含量低于lOppm,即可观察到聚合物沉淀。苯乙烯中的氧也

会导致苯甲醛等杂质的生成，因此苯乙烯中的氧含量一般控制在10-20ppm为宜，苯乙烯液面以上

的蒸汽空间中氧含量为5-7(V)%o

3生产流程及说明

3.1煌化系统工艺流程

3.1.1煌化反应部分：见图1

由装置外来的新鲜苯进入循环苯罐(V-203)与分离部分来的循环苯混合后，由循环苯泵(P-207)

分两路输送，一路通过反应产物-循环苯换热器(E-201、E-202)与反应产物换热，汽化过热至301.8C,

然后进入循环苯/反燃化料加热炉(FT02)加热至390℃后，从顶部进入燃化反应器(RT01)；另一路

与从乙苯分离部分来的反烧化料混合后进入循环苯/反燃化料加热炉(F-102)加热至425℃后，从顶

部进入反烧化反应器(R-102)。

从装置外来的催化干气进入催化干气分液罐(V70D,分液后分三路进入燃化反应器(RT01)o

由燃化反应器(RT01)和反燃化反应器(RT02)出来的反应产物混合后，依次经反应产物-循环苯换

热器(E-201,E-202),工艺凝液-反应产物换热器(E-203)、反应产物-稳定塔进料换热器(E-204)回

收热量，最后由反应产物冷凝冷却器(E-205)冷却至400c后进入吸收塔(T-201)塔釜。

当燃化反应器(R-101)第一段床层因结焦而失活时，可以采用以下方法甩开第一段床层并启用第

五段床层。将反应器出料由第四段床层下部改到第五段床层下部，关闭第一段床层的干气进料，打

开第四段床层干气进料。打开循环苯进第二段床层阀门，关闭循环苯进RT01顶阀门。

3.1.2吸收稳定部分:见图2

由乙苯分离部分的乙苯精锚塔底泵(P-209)送来的乙苯精储塔釜液,经循环吸收剂冷却器(E-206)

冷却到40℃后进入吸收塔(T-201)顶部，与塔釜闪蒸出来的汽相逆流接触，将其中绝大部分苯及重

组分吸收下来。吸收塔(『201)塔顶压力为0.6MPa,顶部排出的燃化尾气送往PSA部分的原料气分

液罐(V-001)。为了及时取出吸收过程产生的热量，保证吸收效果，T-201上部的吸收液由吸收塔中

间泵P-202输送，经吸收塔中间冷却器E-207冷却到40℃后返回F201下部。吸收塔(T-201)釜液

由稳定塔进料泵(P-201)输送，经反应产物-稳定塔进料换热器(E-204)加热到125C后进入稳定塔

(T-202)中部。

稳定塔顶冷凝冷却器(E-208)采用海水为冷却介质，塔顶压力为0.65MPa,从1201顶气相管线

有DG25的管线通往稳定塔回流罐(V-201)保持T-201顶压稳定，顶温控制在112.6℃。从稳定塔回

流罐(V-201)排出的塔顶不凝气作为烽化尾气的一部分送往PSA部分，排出的液体由稳定塔回流泵

送回稳定塔顶部。稳定塔再沸器(E-209)采用热载体为加热热源，釜温控制在167.8℃。釜液由循环

苯塔进料泵(P-204)输送到分离部分。

3.1.3再生部分:见图3

再生分为催化剂再生和干燥剂再生两个过程。

再生催化剂时由界区外来的氮气和空气经计量后进入氮压机入口分液罐(V-109)，与来自再生器

冷却器(ET21)的循环氮气混合，然后经过再生气脱硫器(D-101)和再生气干燥器(D-102)进入氮压

机(CT0D升压至0.8MPa。升压后的气体进入再生气换热器(ET20)与来自燃化反应部分的循环氮气

换热，然后进入再生气加热炉(F-103)加热至530℃,再进入煌化反应器(R-101)与反煌化反应器

(R-102)o由煌化反应部分出来的气体一部分经热载体开停工冷却器(ET23)冷却后经火炬气分液罐

(V-801)排往界区外火炬系统，大部分作为循环氮气经再生气换热器(ET20)和再生器冷却器(ET21)

换热后进入氮压机入口分液罐(VT09)。

再生干燥剂时系统内的循环氮气经再生气加热炉(FT03)加热至200C后进入再生气干燥器

(D-102),然后经过再生气换热器(E-120)和再生器冷却器(E-12D换热后进入氮压机入口分液罐

(V-109)o切除再生带出的水后经再生气脱硫器(DT01)进入氮压机入口，氮压机出口循环氮气经再

生气换热器(E-120)回收热量后进入再生气加热炉(F-103)»

3.1.4PSA氢提纯部分:见《PSA(变压吸附)氢提纯装置操作规程》。

3.2脱氢系统工艺流程

3.2.1脱氢反应部分：

来自0.3MPa蒸汽管网的蒸汽经主蒸汽分液罐(V-320)分液后进入蒸汽过热炉(F-30DA室，加热

到8100c后进入第二脱氢反应器(R-302)顶部的过热器，出来的蒸汽降温至588℃进入蒸汽过热炉

(F-30DB室，加热至808℃后进入第一脱氢反应器(R-301)底部的混合器。

来自乙苯分离部分或界区外的新鲜乙苯与来自苯乙烯分离部分的循环乙苯混合后，按照最低共

沸组成控制流量进入乙苯蒸发器(E-301)。来自0.3MPa蒸汽管网的蒸汽按照最低共沸组成控制流量

进入乙苯蒸发器(E-301)。乙苯蒸发器(E-301)用0.3MPa蒸汽作为热源，蒸发温度98°C。从乙苯蒸

发器(E-301)出来的乙苯/水混合物蒸汽经过热器(E-304)回收脱氢产物热量达到500℃后进入第一

脱氢反应器(R-301)底部的混合器。

第一脱氢反应器(R-301)进口温度620℃,压力0.056MPa(A),出料温度541℃。出料经第二脱

氢反应器(R-302)顶部的过热器加热至625℃后进入第二脱氢反应器(R-302)。第二脱氢反应器

(R-302)的出料温度为577℃,经过过热器(E-304)、中压废热锅炉(E-306)和低压废热锅炉(E-307)

回收热量后降温至120℃。中压废热锅炉(E-306)产生0.3MPa饱和蒸汽经汽包(V-303)送0.3MPa蒸

汽管网，低压废热锅炉(E-307)产生0.04MPa饱和蒸汽送0.04MPa蒸汽管网。

由低压废热锅炉(E-307)出来的脱氢产物压力0.033MPa(A),进入主冷凝器(E-320)后未冷凝的

气体进入后冷器(E-309)o由后冷器(E-309)出来的脱氢尾气温度38℃,进入压缩机吸入罐(V-308)o

主冷凝器(E-320)和后冷器(E-309)冷凝下来的液体进入油水分离器(V-305)。

3.2.2脱氢液分离部分：

进入油水分离器(V-305)的液体温度51℃,分层后上层油相为脱氢液，由脱氢液泵(P-301)送往

苯乙烯分离部分的粗苯乙烯塔(T-401)。下层水相为含油工艺凝液，由冷凝液泵(P-302)输送，经过

聚结器(V-306)和工艺水处理器(V-307)处理后进入汽提塔冷凝器(E-310)与汽提塔顶蒸汽换热后再

进入汽提塔(T-301)。汽提塔用0.04MPa蒸汽汽提，塔顶压力0.041MPa(A),温度74℃,塔顶蒸汽

经汽提塔冷凝器(E-310)冷凝后回到油水分离器(V-305)。汽提塔釜的干净工艺凝液温度81℃,由汽

提塔凝液泵(P-304)送往蒸汽凝液罐(V-701)。蒸汽凝液罐(V-701)中的工艺凝液一部分由蒸汽凝液

泵(P-701)输送，送往乙苯分离和苯乙烯部分供废热锅炉发汽用；另一部分送往界区外中压凝液管

网。

3.2.3尾气洗涤升压部分：

进入压缩机吸入罐(V-308)的脱氢尾气由尾气压缩机(C-301)升压至0.06MPa进入压缩机排出罐

(V-309)切除水分，不凝气经尾气冷却器(E-312)冷却后进入吸收塔(T-303)下部，吸收塔(「303)

顶用来自吸收剂冷却器(E-313)的贫油洗涤，洗涤后的脱氢尾气经氨气压缩机(C-901)升压至0.5MPa

后送往煌化PSA氢提纯部分。吸收塔(『303)釜液由吸收塔塔釜泵(P-308)输送经吸收剂换热器

(E-314A/B)回收热量后进入解析塔(T-304)顶部，在解析塔底部通入0.04MPa蒸汽。吸收塔釜液经

过汽提解析后变为贫油，由解析塔塔釜泵(P-309)输送经吸收剂换热器(E-314A/B)回收热量和吸收

剂冷却器(E-313)冷却后进入吸收塔(T-303)顶部。解析塔顶气体去主冷凝器(E-320)。

另外需要注意由于C-301排出的粗氢气中含有相当数量的水，这些水会在T-303塔釜沉积下来，

故在T-303塔釜下端设有沉降区，沉积下来的水排往V-305«

3.3精微系统工艺流程

3.3.1乙苯分离部分:

由循环苯塔进料泵(P-204)输送的稳定塔(T-202)釜液进入循环苯塔(T-203)第41块塔板。循环

苯塔顶蒸出的苯蒸汽进入循环苯塔塔顶蒸汽发生器(E-210)冷凝，同时发生0.3MPa低压蒸汽供装置

自用。循环苯塔顶压力为0.65MPa,顶温控制在154.3℃。循环苯塔塔顶蒸汽发生器(E-210)冷凝下

来的液态苯进入循环苯塔回流罐(V-202),然后由循环苯塔回流泵(P-206)输送，一部分回到循环苯

塔(T-203)塔顶，另一部分进入循环苯罐(V-203)。由循环苯塔(T-203)的第29、31或33板采出的

苯/甲苯得分送往苯/甲苯塔(T-404)。循环苯塔(T-203)的釜液由循环苯塔塔底泵(P-205)抽出，一

部分送往循环苯塔重沸炉(F-104)加热后返回循环苯塔(T-203)塔釜，另一部分送往乙苯精储塔

(T-204)中段。循环苯塔釜温控制在240.4℃。

乙苯精储塔(T-204)塔顶蒸出的乙苯蒸汽进入乙苯精储塔顶蒸汽发生器(E-212)冷凝，同时发生

l.OMPa中压蒸汽供装置自用。乙苯精储塔塔顶压力为0.55MPa,顶温控制在211℃。乙苯精锚塔顶

蒸汽发生器(E-212)冷凝下来的液态乙苯进入乙苯精储塔回流罐(V-204),然后由乙苯精储塔回流泵

(P-210)输送，一部分返回乙苯精帽塔顶，另一部分送往脱氢部分或装置外罐区。乙苯精储塔重沸

器(E-213A、B)采用热载体为热源，釜温控制在255℃。一部分釜液送往多乙苯塔(「205)中段，另

一部分由乙苯精储塔底泵(P-209)送往燃化部分。

多乙苯塔(T-205)塔顶蒸出的反烧化料蒸汽进入多乙苯塔顶空冷器(E-215)冷凝，冷凝下来的反

燃化料液体进入多乙苯塔回流罐(V-205),其中的不凝气经多乙苯塔尾气冷却器(E-218)冷却后，由

真空泵(P-215)输送排大气，冷凝液体一部分由多乙苯塔回流泵(P-212)输送，一路返回多乙苯塔

(T-205)塔顶，另一路送到真空泵(P-215)作为其工作液，使用后返回多乙苯塔回流泵(P-212)入口；

另一部分冷凝液体由反燃化料泵(P-213)输送到燃化部分。多乙苯塔(T-205)塔顶压力控制在

0.07MPa(A),顶温控制在159.8℃,多乙苯塔重沸器(E-216)以热载体为热源,釜温控制在239.4℃。

釜液由多乙苯塔底泵(P-211)输送到高沸物罐(V-207),然后由高沸物泵(P-214)分别送往残油罐

(V-330)和脱氢部分。

3.3.2苯乙烯分离部分：

由脱氢部分送来的脱氢液与蒸发器釜液泵(P-407)送来的循环焦油混合后进入粗苯乙烯塔

(T-401)中部，由NSI输送泵(P-410)送来的新鲜NSI溶液进入粗苯乙烯塔(T-401)上部。粗苯乙烯

塔(T-401)塔顶压力0.024MPa(A),顶温控制在89℃。塔顶蒸汽排往粗塔冷凝器(E-413)和粗塔冷却

器(E-404),冷凝下来的液体进入粗塔回流罐(Y-401),不凝气经粗塔盐冷器(E-420)冷却后由真空

泵(P-420)排往蒸汽过热炉(F-30DB室炉膛烧掉。粗塔回流罐(V-401)中的液体分层，少量水在底层

经排水罐(V-402)间歇排往油水分离器(V-305),油层由粗塔回流泵(P-402)分两路输送，一部分回

到粗苯乙烯塔(T-401)塔顶，另一部分送往乙苯回收塔(TM02)第28板。粗塔再沸器(E-402)用

0.3MPa蒸汽为热源，釜温109℃,釜液由粗塔釜液泵(P-401)送往精苯乙烯塔(T-403)中部。

乙苯回收塔(『402)顶压0.056MPa,顶温120℃。塔顶气体进入乙苯回收塔冷凝器(E-407)冷凝，

冷凝下来的液体进入乙苯回收塔回流罐(V-404)分层，少量水在底层间歇排往油水分离器(V-305),

油层由乙苯回收塔回流泵(P-404)分两路输送，一部分回到乙苯回收塔(T-402)塔顶，另一部分送往

苯/甲苯塔(T-404)中部。乙苯回收塔再沸器(E-406)用1.OMPa蒸汽为热源，釜温163C,釜液为循

环乙苯，由乙苯回收塔釜液泵(P-403)送往脱氢部分乙苯蒸发器(E-301)。

苯/甲苯塔(T-404)顶压0.13MPa,顶温110℃。塔顶气体进入苯/甲苯塔冷凝器(E-418)冷凝,

冷凝下来的液体进入苯/甲苯塔回流罐(V-415)分层，少量水在底层间歇排往油水分离器(V-305),

油层由苯/甲苯塔回流泵(P-417)分两路输送，一部分回到苯/甲苯塔(T-404)塔顶，另一部分作为回

收苯送往循环苯罐(V-203)。苯/甲苯塔再沸器(E-419)用l.OMPa蒸汽为热源，釜温147℃,釜液为

浓度约80%的粗甲苯，由苯/甲苯塔釜液泵(P-416)输送经甲苯冷却器(E-414)冷却后送出界外。

精苯乙烯塔(T-403)顶压0.012MPa(A),顶温控制在79℃。塔顶气体进入精塔冷凝器(E-409)冷

凝，冷凝下来的液体进入精塔回流罐(V-405),不凝气经精塔盐冷器(E-410)冷却后由真空泵(P-420)

排往蒸汽过热炉(F-30DB室炉膛烧掉。精塔回流罐(V-405)中的液体由精塔回流泵(P-406)分两路输

送，一部分与来自TBC输送泵(P-408)的TBC溶液混合后回到精苯乙烯塔(T-403)塔顶；另一部分作

为苯乙烯产品，经成品过冷器(E-412)冷却到9℃后送往界区外。精塔再沸器(E-408)用0.3MPa蒸

汽为热源，釜温98℃,釜液由精塔釜液泵(P-405)抽出后，一部分返回再沸器(E-408),提供再沸器

的循环动力；另一部分送往薄膜蒸发器(E-401)。薄膜蒸发器(E-401)用l.OMPa蒸汽为热源，蒸发

温度130℃,蒸发器蒸发后的挥发性组分返回到精苯乙烯塔(T-403)塔底，残液作为苯乙烯焦油排往

釜液罐(V-406),由蒸发器釜液泵(P-407)抽出，大部分作为循环NSI进入粗苯乙烯塔(T-401),小部

分排往界区外。

3.4辅助系统工艺流程

3.4.1燃料气部分

催化干气是本装置的燃料和主要原料，本装置的5台加热炉耗用大量的燃料气，在正常负荷时，

本装置消耗全厂催化干气总量的半数以上。催化干气与燃料气联系密切组成本装置的燃料气系统。

来自装置界区外的催化干气进入燃化部分后分为三路，一路进入PSA部分的原料气冷却器

(E-001),在烧化反应部分停工而PSA部分继续开工的情况下使用；第二路进入燃化反应部分的催

化干气分液罐(V-101),作为燃化反应的原料；第三路进入燃料气分液罐(V714),在装置开工初期

且PSA装置停工时使用。

来自吸收塔(T-201)顶的燃化尾气分为两路，一路进入PSA装置作为其原料气；另一路进入燃

料气分液罐(VT14),在PSA装置停工时使用。

来自PSA部分的解吸气分为三路，一路进入燃料气分液罐(V-114),在正常状态下作为本装置

的燃料气；第二路直接排往界区外燃料气管网，在本装置的5台加热炉和燃料气分液罐(VTM)停

用时使用。第三路排往火炬总管，在PSA部分开工初期使用。

燃料气分液罐(VT14)中的燃料气分八路供本装置的5台加热炉使用。燃料气分液罐(VT14)设

有压力控制PIC-1001,将本装置剩余的燃料气送往界区外燃料气管网。

3.4.2蒸汽及凝液回收部分

为了在本装置内做到能量的充分利用，本装置设有l.OMPa、0.3MPa和0.04MPa三个等级的蒸

汽管网。本装置有4台回收热量产生蒸汽的废热锅炉，它们和蒸汽凝液罐(V-701)组成本装置的蒸

汽及凝液回收系统。

蒸汽凝液罐(V-701)有四股进料，一是来自界区外的脱盐水，仅在开工或事故状态下使用；二

是来自汽提塔凝液泵(P-304)的工艺凝液；三是来自本装置的低压蒸汽凝液；四是来自PSA部分复

水泵的汽轮机凝液。蒸汽凝液罐(V-701)中的凝液由蒸汽凝液泵(P-701)输送，一部分进入本装置中

压蒸汽凝液管网，再进入分离部分，经过工艺凝液-反应产物换热器(E-203)换热后分别供循环苯塔

塔顶蒸汽发生器(E-210)和乙苯精镯塔顶蒸汽发生器(E-212)发汽使用；第二部分进入脱氢部分供中

压废热锅炉(E-304)和低压废热锅炉(E-307)发汽使用；第三部分作为本装置的废水送往界区外。

为了保证在蒸汽凝液罐(V-701)和蒸汽凝液泵(P-701)没有运行时不影响分离部分发汽，循环苯

塔塔顶蒸汽发生器(E-210)和乙苯精储塔顶蒸汽发生器(E-212)均设有来自界区外的脱盐水管线。

本装置的l.OMPa过热蒸汽有两个来源，一是来自界区外l.OMPa蒸汽管网；二是由分离部分的

乙苯精锚塔顶蒸汽发生器(E-212)发汽，并经热载体加热炉(FT01)对流段过热后产生。

本装置的0.3MPa饱和蒸汽有四个来源，一是由l.OMPa蒸汽减温减压产生；二是来自尾气压缩

机C-301汽轮机的背压蒸汽；三是循环苯塔塔顶蒸汽发生器(E-210)的发汽；四是中压废热锅炉汽

包(V-303)的发汽。

本装置的0.04MPa饱和蒸汽来自低压废热锅炉(E-307)的发汽。

3.4.3热载体部分:

热载体由罐区装入热载体罐(V-108),罐中热载体由热载体泵(PT18)输送进入加热炉(F-101)

加热至300℃。然后再分别送往乙苯精储塔重沸器(E-213A、B)和多乙苯塔重沸器(E-216),出来的

热载体再进入稳定塔重沸器(E-209),最终温度降至254℃返回热载体罐(VT08)。在加热使用过程

中，热载体罐内应用0.05MPa氮气密封，防止高温下热载体发生氧化裂解现象。

3.4.4制冷部分：

本装置的制冷系统是由淡化锂吸收制冷和氨压缩制冷组合的两级复迭制冷系统，采用乙二醇水

溶液为冷工质，同时向苯乙烯装置提供4~6℃的冷量和向界区外EPS装置提供2℃的冷量。由各用

户返回的冷工质温度约9℃,首先经过滨化锂吸收制冷系统降温至6℃(冬季停用)，然后一部分经

氨压缩制冷系统降温至2℃,然后其余的冷工质与一部分2℃的冷工质混合降温至4~6℃供苯乙烯装

置使用，另一部分2℃冷工质直接供界区外EPS装置使用。

3.4.5密闭排放部分

本装置生产过程中排放及可能排放的液体，几乎都是有毒有害或易燃易爆的液体。为了避免在

排放过程中污染环境及对操作人员造成损害，特设密闭排放系统。除了几乎是纯水的工艺凝液排往

电厂、地表冲刷水排往厂区地下污水管网外，其它液体均分类排往两个密闭排放系统。来自煌化和

乙苯分离部分的排放液体排往密闭排放罐V-119,最终送往罐区烧化液罐V-504o来自脱氢和苯乙

烯分离的排放液体排往密闭排放罐V-325,最终送往罐区脱氢液罐V-503,真正排往界区外的高沸

物和焦油，先排往残油罐V-330,最终作为燃料油排往界区外。

3.4.6火炬系统

本装置在操作过程中有时会因工艺参数波动外排少量可燃气体，在有些事故状态下可能有大量

可燃气体排放。为了保证装置气体能够安全向界区外的火炬系统排放，特设火炬分液罐V-801和火

炬气凝液泵P-801。本装置排火炬气体在V-801进行气液分离，保证排火炬的气体不带液。V-801

中的液体由P-801输送排往V-119或罐区脱氢液罐。

3.4.7乙苯冲洗系统

由于苯乙烯非常容易聚合，有可能造成管路堵塞，故本装置设有乙苯冲洗系统。

来自界区外罐区的乙苯进入乙苯冲洗总管，然后分五路送往脱氢部分的尾气压缩机(0301)、

粗苯乙烯塔(T-401)进料及釜液泵(P-401)、精塔冷凝器(E-409)进料、精塔釜液泵(P-405)、NSI输

送泵(P-410)。

3.4.8罐区

联合装置罐区共有储罐11台，密闭排放罐1台，机泵13台。罐区储存有联合装置所需原料苯

和戊烷，开工过程产生的燃化液和脱氢液，分离过程可能产生的不合格乙苯和不合格苯乙烯，合格

的中间产品乙苯和产品苯乙烯。为了防止污染环境和对操作人员造成损害，罐区所有排放的有机液

体均排往密闭排放罐，然后根据情况再排往燃化液罐或脱氢罐。

罐区各罐排放的气体分三种情况进行处理，原料苯罐(V-502A/B)、脱氢液罐(V-503)、燃化液

罐(V-504)及不合格乙苯罐(V-507)的排空气体经E-502回收有机物后排大气，回收的液体返回脱氢

液罐。乙苯罐的排空气体经E-504回收乙苯后排大气，回收的乙苯返回乙苯罐。苯乙烯及不合格苯

乙烯罐各自设有循环冷却器，保证罐内液体的温度低于15℃,将排放的苯乙烯气体减少到最少。

罐区各罐中烧化液罐、脱氢液罐、乙苯罐和不合格乙苯罐由罐区岗位管理。

真空解吸气缓冲罐V-003排出的气体进入解吸气压缩机GB-002将解吸气升压后排往界区外燃料

气管网。

4装置平面布置

5设备明细表

5.1塔类（反应器类）明细表见表1

见表1塔类（反应器类）一览表

序数设计条件

设备名称工艺编号规格mm型式

号量温度℃压力MPa

燃化反应立式绝热固定床410/1.08/

1R-101162600X22310

器反应器5350.98

反煌化反立式绝热固定床

2R-10214)1600X13520430/5301.08/0.98

应器反应器

再生气“2000X

3D-1011椭圆封头立式600.94

脱硫器14187

再生气4)2000X

4D-1021椭圆封头立式2300.9

干燥器14239

第一脱氢4>=3000

5R-3011轴径向650/8150.21/-0.1

反应器TL/TL=9000

序数设计条件

设备名称工艺编号规格mm型式

号量温度匕压力MPa

第二脱氢

6R-3021=3250TL/TL=162轴径向650/8150.21/-0.1

反应器

0

4>1200/4)2000

0.72/

7吸收塔T-2011X12/14浮阳塔80

FV

H=33101

(1)1600/<i)2000/

63000X

8稳定塔T-2021填料塔2000.8

12/14/16

H=46520

乙苯精储由2800X26,

9T-2041填料塔2850.7

塔H=59540

4)1800X14,

10多乙苯塔T-2051填料塔260FV

H=31997

4)=12000.58/

11汽提塔T-3011大孔筛板150

TH=17110FV

4)=8000.25/

12吸收塔T-3031填料塔65

H=22710FV

6=10000.25/

13解吸塔T-3041填料塔140

TL/TL=15360FV

粗苯乙烯<t>0.25/

14T-4011填料塔130

塔=4400TL/TL=544FV

序数设计条件

设备名称工艺编号规格mm型式

号量温度匕压力MPa

50

乙苯回收0.28/

15T-4021=1200TL/TL=235大孔筛板200

塔FV

60

巾

精苯乙烯

16T-4031=2600/1300TL/T填料塔1300.25/FV

塔

L=27120/2850

苯、甲苯4)=800

17T-4041填料塔1800.34

塔TL/TI=24220

5.2容器类明细表见表2

表2容器类明细表

序设备容积设计条件

数量规格mm

号名称编号n?温度.C压力MPa

催化干气分4)1600X3520X

1V-10118.3601.0

液罐10

4)3000XI1920X

2热载体罐V-1081922800.33/F.V

14

氮压机入口(1)2000X3720X

3V-109114500.94

分液罐14

燃料气4)1600X3920X

4V-11419.1650.9

分液罐12

63000X7120X

5仪表空气耀V-116158550.66

14

3=2000

6地下污油罐V-119112.12000.35/F.V

L=2200

稳定塔回流(i)600X10,

7V-201113.4600.55

罐L=7052

循环苯塔回