QJDSH中國(guó)石油大連石化公司技術(shù)規(guī)范乙苯-苯乙烯裝置操作規(guī)程QJ/DSH中國(guó)石油大連石化公司技術(shù)規(guī)范QJ/DSH69.2-2002乙苯-苯乙烯裝置操作規(guī)程2002--發(fā)布2002--實(shí)施中國(guó)石油大連石化公司發(fā)布目次前言范圍……………………1原理與過(guò)程……………1生產(chǎn)流程及說(shuō)明………6裝置平面布置圖………11設(shè)備明細(xì)表……………13原材料和產(chǎn)品控制……16操作方法………………16PSA裝置操作法………16離心式壓縮機(jī)操作法…………………23往復(fù)式壓縮機(jī)操作法………………35裝置開(kāi)工……………44裝置停工……………51設(shè)備操作法…………53PSA的程序控制………69附錄A(標(biāo)準(zhǔn)的附錄)乙苯-苯乙烯裝置巡回檢查制度106附錄B(標(biāo)準(zhǔn)的附錄)乙苯-苯乙烯裝置HSE作業(yè)指導(dǎo)書6附錄C(提示的附錄)生產(chǎn)技術(shù)主要參數(shù)控制范圍…521附錄D(提示的附錄)典型事故舉例…528前言乙苯-苯乙烯裝置一九九九年十一月建成投產(chǎn),它采用工藝先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)可靠的干氣制乙烯專利技術(shù),合理的利用催化裂化干氣中乙烯這一寶貴資源,與苯反應(yīng)生成乙苯,然后再經(jīng)脫氫反應(yīng)生成苯乙烯-這一應(yīng)用范圍廣泛的化工制品原料。經(jīng)過(guò)三年的正常運(yùn)行,對(duì)原《10萬(wàn)噸/年乙苯-苯乙烯裝置操作標(biāo)準(zhǔn)(試行)》進(jìn)行了必要的修訂,編寫成《乙苯-苯乙烯裝置操作規(guī)程》。本次修訂,是建立在眾多技術(shù)人員多年寶貴經(jīng)驗(yàn)積累和實(shí)際生產(chǎn)操作的基礎(chǔ)上,其中對(duì)裝置的部分主要工藝參數(shù)、操作方法進(jìn)行修改,吸收穩(wěn)定、烴化液等部分的工藝流程有所改進(jìn),烴化反應(yīng)部分又各增加一臺(tái)烴化/反烴化反應(yīng)器。乙苯-苯乙烯裝置的安全防范措施和巡檢制度,做為本規(guī)范的附錄(規(guī)范性附錄)。本規(guī)范從2002年月日起實(shí)施。原QJ/DSH765.2-1999《烴化尾氣PSA氫提純裝置操作標(biāo)準(zhǔn)(暫行)》同時(shí)廢止。本規(guī)范的附錄A、附錄B是規(guī)范的附錄,附錄C是提示的附錄。本規(guī)范起草單位:第一聯(lián)合車間。本規(guī)范主要起草人:石功軍參與起草及編寫:曲帥卿焦書建鄧雪峰解世偉王雷審核:王利張偉奎李峰本規(guī)范2002年首次發(fā)布。乙苯-苯乙烯裝置操作規(guī)程范圍本規(guī)范規(guī)定了乙苯-苯乙烯裝置生產(chǎn)過(guò)程、工藝流程、開(kāi)停工操作、崗位操作方法、安全防范措施及專用設(shè)備的操作規(guī)程等項(xiàng)內(nèi)容。本規(guī)范適用于第一聯(lián)合車間乙苯-苯乙烯裝置操作人員及車間相關(guān)管理人員,其它有關(guān)單位的有關(guān)人員亦應(yīng)參照使用。原理與過(guò)程乙苯生產(chǎn)原理烴化反應(yīng)機(jī)理2.1.1.1生成乙苯:C2H4+C6H6C6H5C2H5在沸石催化劑上存在Lewis酸中心,可以吸附干氣中的乙烯分子,生成正碳離子L-CH2CH2+,再與苯進(jìn)行加成反應(yīng)生成乙苯。這一反應(yīng)是可逆反應(yīng),但是在反應(yīng)條件下,正向反應(yīng)烴化比逆反應(yīng)反烴化更有利。烴化反應(yīng)是放熱反應(yīng)。反應(yīng)熱△H-106.2KJ/mol。2.1.1.2生成多乙苯:如:C6H5C2H5+C2H4C6H4C2H52乙苯可以進(jìn)一步烷基化生成二乙苯、三乙苯等。(有鄰、間、對(duì)三種異構(gòu)體)2.1.1.3多乙苯反烴化:C6H4C2H52+C6H62C6H5C2H5在反烴化反應(yīng)器中,在沸石催化劑上同樣存在Lewis酸中心,吸附多乙苯分子生成正碳離子,發(fā)生烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)生成乙苯,并達(dá)到穩(wěn)態(tài)濃度。2.1.1.4生成丙苯和丁苯:C3H6+C6H6C6H5C3H7C4H8+C6H6C6H5C4H9干氣中除含10~30V%的乙烯外,還含有少量的丙烯和丁烯,在烴化催化劑上,同樣發(fā)生烷基化反應(yīng),生成同相應(yīng)組分呈平衡的丙苯(異丙苯和正丙苯)和丁苯(4個(gè)異構(gòu)體:正丁苯、異丁苯仲丁苯和叔丁基苯);丙苯和丁苯之類較高級(jí)的烷基苯不象乙苯那樣穩(wěn)定,在反烴化反應(yīng)器中,在Lewis酸中心作用下,它們較易脫烷基,也能較容易發(fā)生相互轉(zhuǎn)變,而且在低空速時(shí),較易經(jīng)過(guò)烯烴聚合和裂解轉(zhuǎn)變?yōu)橐冶?。C6H5C3H7+C6H6→C6H5C2H5+C6H5CH3+C3H6C6H5C4H9+C6H6→C6H5C2H5+C6H5C3H7+C6H5CH3+C4H82.1.1.5生成甲苯:甲苯可以由非芳烴、乙苯和二甲苯生成的,且主要是由丙苯和丁苯之類較高級(jí)烷基苯生成的。甲苯在反應(yīng)器中不易通過(guò)脫烷基方法除去。2.1.1.6生成二甲苯:在Lewis酸中心作用下,在反應(yīng)溫度下,乙苯能夠異構(gòu)化生成二甲苯,三個(gè)二甲苯異構(gòu)體之間很容易進(jìn)行異構(gòu)化,在反應(yīng)器流出物中它們接近熱力學(xué)平衡。2.1.1.7生成多烷基苯:在烷基化反應(yīng)器中,烷基苯也可能進(jìn)一步烷基化生成相應(yīng)的多烷基苯,如通過(guò)下列反應(yīng)生成同甲苯呈平衡的甲乙苯,C6H5CH3+C2H4→C6H4CH3C2H5C6H5CH3+C6H5C2H5→C6H4CH3C2H5+C6H6其它一些烷基苯也可能進(jìn)一步烷基化生成相應(yīng)的多烷基苯,如乙基異丙苯。二丙苯,乙基二甲苯等。脂肪烴和芳烴的異構(gòu)化作用都是很容易進(jìn)行的反應(yīng),因此,它們的異構(gòu)體(如對(duì)/間/鄰乙基甲苯等)在反應(yīng)器流出物中是接近熱力學(xué)平衡的。2.1.1.8生成輕組分:這些副產(chǎn)物包括H2、CO2、C2H6、CH4、N2,以及C3、C4、C5烯烴和石蠟烴。進(jìn)料原料中雜質(zhì)是輕組分的主要來(lái)源,除此之外,烯烴聚合生成小于C8之類的烴類。N[CnH2n]→[CnH2n]n2.1.1.9生成多環(huán)化合物:多環(huán)化合物主要是二苯基乙烷和二苯基甲烷(聯(lián)苯和1.1?二苯基甲烷)和它們的衍生物,被稱做重組分或高沸物,二苯基甲烷主要是由較高級(jí)的烷基苯(丙苯、丁苯等)和苯反應(yīng)生成的。例如:C6H5C3H7+C6H6→C6H5CH2C6H5+C2H6生成二苯基乙烷將更直接,基本上是通過(guò)下列烷基化反應(yīng)進(jìn)行的:C6H5C2H3+C6H6→C6H5C2H4C6H5多環(huán)化合物作為多乙苯塔釜液從工藝過(guò)程除去。影響烴化反應(yīng)的因素2.1.2.1苯烯比烴化反應(yīng)器的苯進(jìn)料是大量超過(guò)化學(xué)計(jì)量的,因此,反應(yīng)受乙烯進(jìn)料限制。苯烯比是反應(yīng)進(jìn)料中苯與乙烯的分子比。苯烯比決定了催化劑床層的溫升,這是由于烷基化反應(yīng)為放熱反應(yīng)。它也決定了在催化劑孔道內(nèi)乙烯的濃度,并影響著主反應(yīng)和副反應(yīng)的熱力學(xué)和動(dòng)力學(xué)。苯烴化反應(yīng)是氣相可逆反應(yīng),對(duì)于氣相可逆反應(yīng),任何一種原料過(guò)量都有利于提高其它原料的轉(zhuǎn)化率,高的苯烯比可以使乙烯轉(zhuǎn)化率提高,二乙苯和三乙苯濃度降低,并減少副產(chǎn)物生成。但是,苯烯比高需要大量苯循環(huán)。2.1.2.2催化裂化干氣進(jìn)料方式和乙烯轉(zhuǎn)化率本裝置采用固定床反應(yīng)器,設(shè)有五段床層,循環(huán)苯從反應(yīng)器頂進(jìn)入,干氣從側(cè)線分三路分別進(jìn)入前四段反應(yīng)床層。新鮮干氣在四段床層間分配,以便控制每段床層乙烯濃度和抑制溫升。分配給第四段床層的百分率最低,以便降低空速,并達(dá)到要求的乙烯單程轉(zhuǎn)化率。這里干氣不僅是反應(yīng)原料,還是取熱介質(zhì),一方面達(dá)到熱能有效合理利用,另一方面保證了下一段反應(yīng)床層的入口溫度要求,簡(jiǎn)化了反應(yīng)器的結(jié)構(gòu)。烴化反應(yīng)器中乙烯轉(zhuǎn)化率是烷基化催化劑活性的主要指標(biāo)。其定義為:烴化反應(yīng)器乙烯單程轉(zhuǎn)化率總乙烯進(jìn)料量-反應(yīng)器流出物中乙烯量/總乙烯進(jìn)料量2.1.2.3空速:干氣中乙烯是烴化反應(yīng)器中按化學(xué)式計(jì)量的反應(yīng)物,它的進(jìn)料量決定裝置的生產(chǎn)率。為實(shí)現(xiàn)設(shè)計(jì)和操作目的,在穩(wěn)態(tài)操作條件下裝置的空速為:乙烯空速kg乙烯/(kg催化劑×h)在催化劑床層中反應(yīng)混合物料的停留時(shí)間取決于包括干氣和芳烴兩部分物料在內(nèi)的總流率,或者:總空速kg反應(yīng)混合物料/(kg催化劑×h)當(dāng)裝置在低于設(shè)計(jì)能力下進(jìn)行生產(chǎn),而苯烯比不變時(shí),空速將降低,停留時(shí)間增長(zhǎng),乙烯轉(zhuǎn)化比率增加。但有些副產(chǎn)物,特別是二甲苯會(huì)增加,可以調(diào)整操作條件以得到最佳結(jié)果。2.1.2.4溫度:反應(yīng)溫度必須保證反應(yīng)物分子吸收足夠熱量達(dá)到活化狀態(tài)。高的反應(yīng)溫度有下列影響:增加烷基化反應(yīng)速度,提高烷基化反應(yīng)器中的乙烯轉(zhuǎn)化率。增加烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)速率。增加甲苯和二甲苯的生成。增加雙環(huán)化合物的生成。2.1.2.5壓力:烴化反應(yīng)是氣相可逆反應(yīng),增大反應(yīng)壓力有利于體積減小的反應(yīng),苯烴化反應(yīng)是由兩個(gè)反應(yīng)物分子生成一個(gè)產(chǎn)物分子的反應(yīng),因此,增加反應(yīng)壓力有利于烴化反應(yīng)的進(jìn)行。2.1.2.6二甲苯的控制:乙苯中二甲苯含量高最終會(huì)影響苯乙烯產(chǎn)品的質(zhì)量,通過(guò)減少原料中碳三以上烴類的含量、降低反應(yīng)溫度及提高乙苯精餾塔分離能力等措施可以減少乙苯中二甲苯的含量。對(duì)苯乙烯精制過(guò)程最有害的是鄰二甲苯,它在產(chǎn)品中含量大小通過(guò)乙苯精餾塔操作是能夠控制的。鄰二甲苯部分地隨多乙苯循環(huán)并異構(gòu)成對(duì)、間二甲苯。苯乙烯生產(chǎn)原理乙苯脫氫反應(yīng)機(jī)理2.2.1.1脫氫反應(yīng)乙苯通過(guò)強(qiáng)吸熱脫氫反應(yīng)生成苯乙烯,C6H5C2H5C6H5C2H3+H2反應(yīng)進(jìn)行程度受化學(xué)平衡制約,氣相狀態(tài)下的平衡常數(shù)是P(苯乙烯)×P(氫)Kp????????????P(乙苯)PT×Y(苯乙烯)×Y(氫)????????????Y(乙苯)這里:P:表示分壓;Y:表示摩爾分?jǐn)?shù);PT:表示總壓。對(duì)于氣相吸熱反應(yīng)而言,反應(yīng)平衡常數(shù)隨溫度上升而增加,溫度與平衡常數(shù)的關(guān)系如下:lnKpA-B/T這里:T:K;Kp:atm;A15.685;B14990根據(jù)API工程數(shù)據(jù)手冊(cè)44頁(yè)。所以高溫有利于乙苯向苯乙烯轉(zhuǎn)化。2.2.1.2熱反應(yīng):乙苯能在高溫沒(méi)有催化劑條件下轉(zhuǎn)化生成苯乙烯。在目前的催化工藝中,如果溫度太高也會(huì)發(fā)生熱反應(yīng)。在乙苯生成苯乙烯的熱反應(yīng)中,主要的副產(chǎn)物是苯及其轉(zhuǎn)化生成的復(fù)雜的高級(jí)芳烴混合物(例如:蒽或芘)和焦碳。低于600℃以下,熱反應(yīng)發(fā)生并不明顯,在655℃以上時(shí),就成為影響總產(chǎn)率的重要因素。甚至在有蒸汽存在下(它能夠吹走焦碳),在催化劑床層中,只要溫度過(guò)高,這些熱反應(yīng)都將發(fā)生。減弱熱反應(yīng)的方法之一就是在乙苯進(jìn)入催化劑床層之前避免將乙苯加熱足夠的反應(yīng)溫度(超過(guò)620℃),就是說(shuō),將乙苯和部分用來(lái)抑制結(jié)焦的稀釋蒸汽過(guò)熱到低于580℃,然后在催化劑床層入口與大部分稀釋蒸汽混合。主蒸汽被加熱的溫度必須保證過(guò)熱乙苯/水蒸氣混合物達(dá)到催化劑床層入口溫度要求。在二級(jí)反應(yīng)系統(tǒng)中,二段床層入口處安裝一臺(tái)反應(yīng)器出料再加熱器有利于抑制熱反應(yīng)。再加熱器安裝在二段反應(yīng)器頂部。在催化劑床層頂部,從一段出口到二段反應(yīng)器之間的體積對(duì)熱反應(yīng)影響不大,因?yàn)闇囟日玫陀?80℃?？刂茻岱磻?yīng)最重要的一點(diǎn)就是催化劑床層的結(jié)構(gòu)。徑向外流式比軸流或徑向內(nèi)流具有較底的入口容積,當(dāng)氣相進(jìn)料通過(guò)催化劑床層時(shí)可獲得理想的分布。這種形狀也有利于減小壓降,因?yàn)橥ㄟ^(guò)床層的流徑大大縮小。僅考慮熱反應(yīng)而言,內(nèi)部分布圓筒直徑應(yīng)盡可能小,然而,直徑太小可能導(dǎo)致:沿分布器流動(dòng)阻力增大,形成不均勻分布;物料蒸汽以一定速度通過(guò)催化劑床層,引起催化劑顆粒磨損,造成催化劑嚴(yán)重消耗。對(duì)反應(yīng)器設(shè)計(jì)的另外一個(gè)要求是既要抑制熱反應(yīng),又要保證合適的物料分布。如果沿圓筒方向速度保持恒定,則可獲得較好的分布。因此圓筒并不是做成錐形,理論上講,這種形狀在垂直截面上呈拋物線形。但實(shí)際上該結(jié)構(gòu)近似為錐體。這種插入式圓柱體減少有效空間大約50%,也同樣抑制了熱反應(yīng)。2.2.1.3副反應(yīng):乙苯/苯乙烯混合物還會(huì)發(fā)生某些不受平衡制約的一次反應(yīng),主要是脫烷基反應(yīng),反應(yīng)式為:C6H5C2H5C6H6+C2H4C6H5C2H5+H2C6H5CH3+CH4其它副反應(yīng)生成少量的α-甲基苯乙烯和高沸物。甲烷與乙烯又會(huì)繼續(xù)與蒸汽發(fā)生反應(yīng),反應(yīng)式如下:CH4+H2OCO+3H2CO+H2OCO2+H2在反應(yīng)溫度下水煤氣變換反應(yīng)接近平衡:CO2+H2CO+H2O乙苯在高溫下部分碳化C6H5C2H58C+5H28C+16H2O8CO2+16H2一般來(lái)說(shuō),甲烷與乙烯生成量要少于苯與甲苯。CO的含量大約占碳氧化物的10(V)%。在反應(yīng)器中反應(yīng)達(dá)到平衡時(shí)苯乙烯生成反應(yīng)即刻停止,而苯與甲苯生成則繼續(xù)進(jìn)行,不受平衡制約。此外,由于苯乙烯生成反應(yīng)部分受擴(kuò)散控制,隨著溫度升高,苯和甲苯生成反應(yīng)速度比苯乙烯生成反應(yīng)速度增加更快(熱反應(yīng)亦如此)。在乙苯脫氫反應(yīng)的同時(shí),進(jìn)料中的二甲苯也發(fā)生了轉(zhuǎn)化。其中間、對(duì)二甲苯大約轉(zhuǎn)化掉了10%,而鄰二甲苯基本不變。2.2.2影響脫氫反應(yīng)的因素2.2.2.1反應(yīng)溫度:在其它反應(yīng)條件不變時(shí),脫氫速率正比于反應(yīng)混合物組成距離平衡組成的遠(yuǎn)近。當(dāng)反應(yīng)混合物組成接近平衡組成,則反應(yīng)很慢,并最終停止,而副反應(yīng)則繼續(xù)進(jìn)行。適當(dāng)調(diào)整反應(yīng)參數(shù)可使平衡移動(dòng)或改變平衡式中的相應(yīng)組成。因?yàn)槊摎浞磻?yīng)是吸熱反應(yīng),所以反應(yīng)混合物的溫度隨反應(yīng)進(jìn)行而降低。反應(yīng)速率一方面由于接近平衡狀態(tài)而下降,另一方面溫度下降亦導(dǎo)致反應(yīng)速率下降。溫度下降也會(huì)導(dǎo)致平衡常數(shù)降低。這樣隨反應(yīng)混合物在通過(guò)床層過(guò)程中冷下來(lái),反應(yīng)速率就受到抑制。在正常設(shè)計(jì)中,認(rèn)為80%的溫降發(fā)生在催化劑床層的第一個(gè)1/3處是比較合適的?；谶@樣的考慮,入口溫度應(yīng)很高。但高溫使副反應(yīng)和生成苯、甲苯的脫烷基反應(yīng)速度的增長(zhǎng)高于催化脫氫反應(yīng)速度的增加。因此為了得到好的選擇性,入口溫度必須有一個(gè)上限。另外,高溫會(huì)迫使設(shè)備材料的選取由普通的不銹鋼變?yōu)檩^為昂貴的合金。2.2.2.2催化劑用量:催化劑用量對(duì)于最優(yōu)操作的影響也很重要。催化劑太少不利于反應(yīng)充分進(jìn)行;而催化劑太多又會(huì)使乙苯在催化劑床層中停留時(shí)間太長(zhǎng),副反應(yīng)產(chǎn)物增加。2.2.2.3反應(yīng)壓力:由于脫氫反應(yīng)是產(chǎn)物體積增加的氣相反應(yīng),故平衡常數(shù)受壓力的影響。高壓將使平衡向左移動(dòng),不利于脫氫反應(yīng);低壓有利于乙苯脫氫,且不存在選擇性降低的問(wèn)題。2.2.2.4稀釋蒸汽:稀釋蒸汽可降低乙苯、苯乙烯、氫氣的分壓,其效果與降低總壓一樣。稀釋蒸汽還有其它重要作用。首先,蒸汽為反應(yīng)混合物提供熱溫降量。如果乙苯脫氫反應(yīng)溫降越小,那么在同一入口溫度下乙苯轉(zhuǎn)化程度就越高,第二,少量的水蒸氣使催化劑處于氧化狀態(tài),從而保持高活性,水的用量隨使用的催化劑而定。第三,水蒸氣抑制了高沸物在催化劑表面的沉積成焦碳。如果這些焦碳在催化劑表面沉積過(guò)多,就會(huì)降低催化劑的活性。過(guò)多使用稀釋蒸汽則會(huì)相應(yīng)增加蒸汽產(chǎn)生系統(tǒng)的費(fèi)用。2.2.2.5反應(yīng)級(jí)數(shù):根據(jù)以上分析,在溫度、壓力、稀釋蒸汽一定范圍內(nèi),單級(jí)反應(yīng)器的乙苯單程轉(zhuǎn)化率限制在40~50%之內(nèi)。如果把反應(yīng)出料再加熱到一段入口溫度左右,則反應(yīng)混合物遠(yuǎn)離平衡,再加熱的混合物將在二段催化劑床層中進(jìn)一步轉(zhuǎn)化為苯乙烯,直至達(dá)到新的平衡,乙苯的總轉(zhuǎn)化率可達(dá)到60-75%。這種再加熱和增加級(jí)數(shù)的工藝經(jīng)常被采用,但每增加一段,轉(zhuǎn)化率增加并不明顯,甚至還會(huì)帶來(lái)選擇性的下降,到目前為止,采用二段以上段數(shù)并不經(jīng)濟(jì)。2.2.2.6催化劑種類:商業(yè)上有許多種乙苯脫氫催化劑可被采用,一般來(lái)說(shuō),這些催化劑可分為兩種類型。高活性低選擇性或高選擇性低活性,也有一兩種能適中的催化劑。在不影響催化劑活性的前提下,催化劑類型亦隨最小稀釋蒸汽量而異。脫氫催化劑被水浸濕時(shí)會(huì)受損害。因此,反應(yīng)系統(tǒng)在裝填催化劑之前必須經(jīng)過(guò)干燥處理。裝填期間,應(yīng)避免催化劑被雨水淋濕。裝填之后,應(yīng)特別注意避免反應(yīng)器內(nèi)蒸汽冷凝,在開(kāi)車、正常操作、停車時(shí)應(yīng)防止液態(tài)水進(jìn)入反應(yīng)器。產(chǎn)品苯乙烯的自聚和阻聚機(jī)理苯乙烯的自聚一般是在貯存過(guò)程中發(fā)生的,它的基本反應(yīng)為:苯乙烯自由基的生成、自由基的抑制和苯乙烯的氧化。苯乙烯自由基的熱激發(fā)生成機(jī)理為:首先生成苯乙烯的二聚物,然后二聚物與另一苯乙烯分子反應(yīng)而生成自由基。方程式如下:2C6H5C2H3→C10H11C6H5C10H11C6H5+C6H5C2H3→C10H11C6H5+C6H5C’CH3(苯乙烯自由基R’)氧同樣可以從二聚物中脫氫生成過(guò)氧化自由基,C10H11C6H5+O2→ROO’50℃時(shí),氧激發(fā)比熱激發(fā)更為重要,自由基的存在和增長(zhǎng)將導(dǎo)致苯乙烯高聚物的生成。TBC與O2在苯乙烯阻聚中的作用:當(dāng)沒(méi)有氧存在時(shí),TBC與苯乙烯自由基的反應(yīng)速度并不很快,同時(shí)由于苯乙烯的濃度遠(yuǎn)遠(yuǎn)高于TBC的濃度,TBC幾乎不起阻聚作用。當(dāng)有氧存在時(shí),苯乙烯自由基與氧的反應(yīng)速度非?？?能迅速轉(zhuǎn)化成過(guò)氧化自由基,每個(gè)TBC分子能以很快的速度終止四個(gè)過(guò)氧化自由基。有實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)表明在TBC過(guò)量的情況下,如果苯乙烯中的氧含量低于10ppm,即可觀察到聚合物沉淀。苯乙烯中的氧也會(huì)導(dǎo)致苯甲醛等雜質(zhì)的生成,因此苯乙烯中的氧含量一般控制在10-20ppm為宜,苯乙烯液面以上的蒸汽空間中氧含量為5-7(V)%。生產(chǎn)流程及說(shuō)明3.1烴化系統(tǒng)工藝流程烴化反應(yīng)部分:見(jiàn)圖1由裝置外來(lái)的新鮮苯進(jìn)入循環(huán)苯罐V-203與分離部分來(lái)的循環(huán)苯混合后,由循環(huán)苯泵P-207分兩路輸送,一路通過(guò)反應(yīng)產(chǎn)物-循環(huán)苯換熱器E-201、E-202與反應(yīng)產(chǎn)物換熱,汽化過(guò)熱至301.8℃,然后進(jìn)入循環(huán)苯/反烴化料加熱爐F-102加熱至390℃后,從頂部進(jìn)入烴化反應(yīng)器R-101;另一路與從乙苯分離部分來(lái)的反烴化料混合后進(jìn)入循環(huán)苯/反烴化料加熱爐F-102加熱至425℃后,從頂部進(jìn)入反烴化反應(yīng)器R-102。從裝置外來(lái)的催化干氣進(jìn)入催化干氣分液罐V-101,分液后分三路進(jìn)入烴化反應(yīng)器R-101。由烴化反應(yīng)器R-101和反烴化反應(yīng)器R-102出來(lái)的反應(yīng)產(chǎn)物混合后,依次經(jīng)反應(yīng)產(chǎn)物-循環(huán)苯換熱器E-201、E-202、工藝凝液-反應(yīng)產(chǎn)物換熱器E-203、反應(yīng)產(chǎn)物-穩(wěn)定塔進(jìn)料換熱器E-204回收熱量,最后由反應(yīng)產(chǎn)物冷凝冷卻器E-205冷卻至40℃后進(jìn)入吸收塔T-201塔釜。當(dāng)烴化反應(yīng)器R-101第一段床層因結(jié)焦而失活時(shí),可以采用以下方法甩開(kāi)第一段床層并啟用第五段床層。將反應(yīng)器出料由第四段床層下部改到第五段床層下部,關(guān)閉第一段床層的干氣進(jìn)料,打開(kāi)第四段床層干氣進(jìn)料。打開(kāi)循環(huán)苯進(jìn)第二段床層閥門,關(guān)閉循環(huán)苯進(jìn)R-101頂閥門。吸收穩(wěn)定部分:見(jiàn)圖2由乙苯分離部分的乙苯精餾塔底泵P-209送來(lái)的乙苯精餾塔釜液,經(jīng)循環(huán)吸收劑冷卻器E-206冷卻到40℃后進(jìn)入吸收塔T-201頂部,與塔釜閃蒸出來(lái)的汽相逆流接觸,將其中絕大部分苯及重組分吸收下來(lái)。吸收塔T-201塔頂壓力為0.6MPa,頂部排出的烴化尾氣送往PSA部分的原料氣分液罐V-001。為了及時(shí)取出吸收過(guò)程產(chǎn)生的熱量,保證吸收效果,T-201上部的吸收液由吸收塔中間泵P-202輸送,經(jīng)吸收塔中間冷卻器E-207冷卻到40℃后返回T-201下部。吸收塔T-201釜液由穩(wěn)定塔進(jìn)料泵P-201輸送,經(jīng)反應(yīng)產(chǎn)物-穩(wěn)定塔進(jìn)料換熱器E-204加熱到125℃后進(jìn)入穩(wěn)定塔T-202中部。穩(wěn)定塔頂冷凝冷卻器E-208采用海水為冷卻介質(zhì),塔頂壓力為0.65MPa,從T-201頂氣相管線有DG25的管線通往穩(wěn)定塔回流罐V-201保持T-201頂壓穩(wěn)定,頂溫控制在112.6℃。從穩(wěn)定塔回流罐V-201排出的塔頂不凝氣作為烴化尾氣的一部分送往PSA部分,排出的液體由穩(wěn)定塔回流泵送回穩(wěn)定塔頂部。穩(wěn)定塔再沸器E-209采用熱載體為加熱熱源,釜溫控制在167.8℃。釜液由循環(huán)苯塔進(jìn)料泵P-204輸送到分離部分。再生部分:見(jiàn)圖3再生分為催化劑再生和干燥劑再生兩個(gè)過(guò)程。再生催化劑時(shí)由界區(qū)外來(lái)的氮?dú)夂涂諝饨?jīng)計(jì)量后進(jìn)入氮壓機(jī)入口分液罐V-109,與來(lái)自再生器冷卻器E-121的循環(huán)氮?dú)饣旌?然后經(jīng)過(guò)再生氣脫硫器D-101和再生氣干燥器D-102進(jìn)入氮壓機(jī)C-101升壓至0.8MPa。升壓后的氣體進(jìn)入再生氣換熱器E-120與來(lái)自烴化反應(yīng)部分的循環(huán)氮?dú)鈸Q熱,然后進(jìn)入再生氣加熱爐F-103加熱至530℃,再進(jìn)入烴化反應(yīng)器R-101與反烴化反應(yīng)器R-102。由烴化反應(yīng)部分出來(lái)的氣體一部分經(jīng)熱載體開(kāi)停工冷卻器E-123冷卻后經(jīng)火炬氣分液罐V-801排往界區(qū)外火炬系統(tǒng),大部分作為循環(huán)氮?dú)饨?jīng)再生氣換熱器E-120和再生器冷卻器E-121換熱后進(jìn)入氮壓機(jī)入口分液罐V-109。再生干燥劑時(shí)系統(tǒng)內(nèi)的循環(huán)氮?dú)饨?jīng)再生氣加熱爐F-103加熱至200℃后進(jìn)入再生氣干燥器D-102,然后經(jīng)過(guò)再生氣換熱器E-120和再生器冷卻器E-121換熱后進(jìn)入氮壓機(jī)入口分液罐V-109。切除再生帶出的水后經(jīng)再生氣脫硫器D-101進(jìn)入氮壓機(jī)入口,氮壓機(jī)出口循環(huán)氮?dú)饨?jīng)再生氣換熱器E-120回收熱量后進(jìn)入再生氣加熱爐F-103。PSA氫提純部分:見(jiàn)《PSA(變壓吸附)氫提純裝置操作規(guī)程》。脫氫系統(tǒng)工藝流程脫氫反應(yīng)部分:來(lái)自0.3MPa蒸汽管網(wǎng)的蒸汽經(jīng)主蒸汽分液罐V-320分液后進(jìn)入蒸汽過(guò)熱爐F-301A室,加熱到810℃后進(jìn)入第二脫氫反應(yīng)器R-302頂部的過(guò)熱器,出來(lái)的蒸汽降溫至588℃進(jìn)入蒸汽過(guò)熱爐F-301B室,加熱至808℃后進(jìn)入第一脫氫反應(yīng)器R-301底部的混合器。來(lái)自乙苯分離部分或界區(qū)外的新鮮乙苯與來(lái)自苯乙烯分離部分的循環(huán)乙苯混合后,按照最低共沸組成控制流量進(jìn)入乙苯蒸發(fā)器E-301。來(lái)自0.3MPa蒸汽管網(wǎng)的蒸汽按照最低共沸組成控制流量進(jìn)入乙苯蒸發(fā)器E-301。乙苯蒸發(fā)器E-301用0.3MPa蒸汽作為熱源,蒸發(fā)溫度98℃。從乙苯蒸發(fā)器E-301出來(lái)的乙苯/水混合物蒸汽經(jīng)過(guò)熱器E-304回收脫氫產(chǎn)物熱量達(dá)到500℃后進(jìn)入第一脫氫反應(yīng)器R-301底部的混合器。第一脫氫反應(yīng)器R-301進(jìn)口溫度620℃,壓力0.056MPaA,出料溫度541℃。出料經(jīng)第二脫氫反應(yīng)器R-302頂部的過(guò)熱器加熱至625℃后進(jìn)入第二脫氫反應(yīng)器R-302。第二脫氫反應(yīng)器R-302的出料溫度為577℃,經(jīng)過(guò)過(guò)熱器E-304、中壓廢熱鍋爐E-306和低壓廢熱鍋爐E-307回收熱量后降溫至120℃。中壓廢熱鍋爐E-306產(chǎn)生0.3MPa飽和蒸汽經(jīng)汽包V-303送0.3MPa蒸汽管網(wǎng),低壓廢熱鍋爐E-307產(chǎn)生0.04MPa飽和蒸汽送0.04MPa蒸汽管網(wǎng)。由低壓廢熱鍋爐E-307出來(lái)的脫氫產(chǎn)物壓力0.033MPaA,進(jìn)入主冷凝器E-320后未冷凝的氣體進(jìn)入后冷器E-309。由后冷器E-309出來(lái)的脫氫尾氣溫度38℃,進(jìn)入壓縮機(jī)吸入罐V-308。主冷凝器E-320和后冷器E-309冷凝下來(lái)的液體進(jìn)入油水分離器V-305。脫氫液分離部分:進(jìn)入油水分離器V-305的液體溫度51℃,分層后上層油相為脫氫液,由脫氫液泵P-301送往苯乙烯分離部分的粗苯乙烯塔T-401。下層水相為含油工藝凝液,由冷凝液泵P-302輸送,經(jīng)過(guò)聚結(jié)器V-306和工藝水處理器V-307處理后進(jìn)入汽提塔冷凝器E-310與汽提塔頂蒸汽換熱后再進(jìn)入汽提塔T-301。汽提塔用0.04MPa蒸汽汽提,塔頂壓力0.041MPaA,溫度74℃,塔頂蒸汽經(jīng)汽提塔冷凝器E-310冷凝后回到油水分離器V-305。汽提塔釜的干凈工藝凝液溫度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中的工藝凝液一部分由蒸汽凝液泵P-701輸送,送往乙苯分離和苯乙烯部分供廢熱鍋爐發(fā)汽用;另一部分送往界區(qū)外中壓凝液管網(wǎng)。尾氣洗滌升壓部分:進(jìn)入壓縮機(jī)吸入罐V-308的脫氫尾氣由尾氣壓縮機(jī)C-301升壓至0.06MPa進(jìn)入壓縮機(jī)排出罐V-309切除水分,不凝氣經(jīng)尾氣冷卻器E-312冷卻后進(jìn)入吸收塔T-303下部,吸收塔T-303頂用來(lái)自吸收劑冷卻器E-313的貧油洗滌,洗滌后的脫氫尾氣經(jīng)氫氣壓縮機(jī)C-901升壓至0.5MPa后送往烴化PSA氫提純部分。吸收塔T-303釜液由吸收塔塔釜泵P-308輸送經(jīng)吸收劑換熱器E-314A/B回收熱量后進(jìn)入解析塔T-304頂部,在解析塔底部通入0.04MPa蒸汽。吸收塔釜液經(jīng)過(guò)汽提解析后變?yōu)樨氂?由解析塔塔釜泵P-309輸送經(jīng)吸收劑換熱器E-314A/B回收熱量和吸收劑冷卻器E-313冷卻后進(jìn)入吸收塔T-303頂部。解析塔頂氣體去主冷凝器E-320。另外需要注意由于C-301排出的粗氫氣中含有相當(dāng)數(shù)量的水,這些水會(huì)在T-303塔釜沉積下來(lái),故在T-303塔釜下端設(shè)有沉降區(qū),沉積下來(lái)的水排往V-305。精餾系統(tǒng)工藝流程乙苯分離部分:由循環(huán)苯塔進(jìn)料泵P-204輸送的穩(wěn)定塔T-202釜液進(jìn)入循環(huán)苯塔T-203第41塊塔板。循環(huán)苯塔頂蒸出的苯蒸汽進(jìn)入循環(huán)苯塔塔頂蒸汽發(fā)生器E-210冷凝,同時(shí)發(fā)生0.3MPa低壓蒸汽供裝置自用。循環(huán)苯塔頂壓力為0.65MPa,頂溫控制在154.3℃。循環(huán)苯塔塔頂蒸汽發(fā)生器E-210冷凝下來(lái)的液態(tài)苯進(jìn)入循環(huán)苯塔回流罐V-202,然后由循環(huán)苯塔回流泵P-206輸送,一部分回到循環(huán)苯塔T-203塔頂,另一部分進(jìn)入循環(huán)苯罐V-203。由循環(huán)苯塔T-203的第29、31或33板采出的苯/甲苯餾分送往苯/甲苯塔T-404。循環(huán)苯塔T-203的釜液由循環(huán)苯塔塔底泵P-205抽出,一部分送往循環(huán)苯塔重沸爐F-104加熱后返回循環(huán)苯塔T-203塔釜,另一部分送往乙苯精餾塔T-204中段。循環(huán)苯塔釜溫控制在240.4℃。乙苯精餾塔T-204塔頂蒸出的乙苯蒸汽進(jìn)入乙苯精餾塔頂蒸汽發(fā)生器E-212冷凝,同時(shí)發(fā)生1.0MPa中壓蒸汽供裝置自用。乙苯精餾塔塔頂壓力為0.55MPa,頂溫控制在211℃。乙苯精餾塔頂蒸汽發(fā)生器E-212冷凝下來(lái)的液態(tài)乙苯進(jìn)入乙苯精餾塔回流罐V-204,然后由乙苯精餾塔回流泵P-210輸送,一部分返回乙苯精餾塔頂,另一部分送往脫氫部分或裝置外罐區(qū)。乙苯精餾塔重沸器E-213A、B采用熱載體為熱源,釜溫控制在255℃。一部分釜液送往多乙苯塔T-205中段,另一部分由乙苯精餾塔底泵P-209送往烴化部分。多乙苯塔T-205塔頂蒸出的反烴化料蒸汽進(jìn)入多乙苯塔頂空冷器E-215冷凝,冷凝下來(lái)的反烴化料液體進(jìn)入多乙苯塔回流罐V-205,其中的不凝氣經(jīng)多乙苯塔尾氣冷卻器E-218冷卻后,由真空泵P-215輸送排大氣,冷凝液體一部分由多乙苯塔回流泵P-212輸送,一路返回多乙苯塔T-205塔頂,另一路送到真空泵P-215作為其工作液,使用后返回多乙苯塔回流泵P-212入口;另一部分冷凝液體由反烴化料泵P-213輸送到烴化部分。多乙苯塔T-205塔頂壓力控制在0.07MPaA,頂溫控制在159.8℃。多乙苯塔重沸器E-216以熱載體為熱源,釜溫控制在239.4℃。釜液由多乙苯塔底泵P-211輸送到高沸物罐V-207,然后由高沸物泵P-214分別送往殘油罐V-330和脫氫部分。苯乙烯分離部分:由脫氫部分送來(lái)的脫氫液與蒸發(fā)器釜液泵P-407送來(lái)的循環(huán)焦油混合后進(jìn)入粗苯乙烯塔T-401中部,由NSI輸送泵P-410送來(lái)的新鮮NSI溶液進(jìn)入粗苯乙烯塔T-401上部。粗苯乙烯塔T-401塔頂壓力0.024MPaA,頂溫控制在89℃。塔頂蒸汽排往粗塔冷凝器E-413和粗塔冷卻器E-404,冷凝下來(lái)的液體進(jìn)入粗塔回流罐V-401,不凝氣經(jīng)粗塔鹽冷器E-420冷卻后由真空泵P-420排往蒸汽過(guò)熱爐F-301B室爐膛燒掉。粗塔回流罐V-401中的液體分層,少量水在底層經(jīng)排水罐V-402間歇排往油水分離器V-305,油層由粗塔回流泵P-402分兩路輸送,一部分回到粗苯乙烯塔T-401塔頂,另一部分送往乙苯回收塔T-402第28板。粗塔再沸器E-402用0.3MPa蒸汽為熱源,釜溫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T-402頂壓0.056MPa,頂溫120℃。塔頂氣體進(jìn)入乙苯回收塔冷凝器E-407冷凝,冷凝下來(lái)的液體進(jìn)入乙苯回收塔回流罐V-404分層,少量水在底層間歇排往油水分離器V-305,油層由乙苯回收塔回流泵P-404分兩路輸送,一部分回到乙苯回收塔T-402塔頂,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1.0MPa蒸汽為熱源,釜溫163℃,釜液為循環(huán)乙苯,由乙苯回收塔釜液泵P-403送往脫氫部分乙苯蒸發(fā)器E-301。苯/甲苯塔T-404頂壓0.13MPa,頂溫110℃。塔頂氣體進(jìn)入苯/甲苯塔冷凝器E-418冷凝,冷凝下來(lái)的液體進(jìn)入苯/甲苯塔回流罐V-415分層,少量水在底層間歇排往油水分離器V-305,油層由苯/甲苯塔回流泵P-417分兩路輸送,一部分回到苯/甲苯塔T-404塔頂,另一部分作為回收苯送往循環(huán)苯罐V-203。苯/甲苯塔再沸器E-419用1.0MPa蒸汽為熱源,釜溫147℃,釜液為濃度約80%的粗甲苯,由苯/甲苯塔釜液泵P-416輸送經(jīng)甲苯冷卻器E-414冷卻后送出界外。精苯乙烯塔T-403頂壓0.012MPaA,頂溫控制在79℃。塔頂氣體進(jìn)入精塔冷凝器E-409冷凝,冷凝下來(lái)的液體進(jìn)入精塔回流罐V-405,不凝氣經(jīng)精塔鹽冷器E-410冷卻后由真空泵P-420排往蒸汽過(guò)熱爐F-301B室爐膛燒掉。精塔回流罐V-405中的液體由精塔回流泵P-406分兩路輸送,一部分與來(lái)自TBC輸送泵P-408的TBC溶液混合后回到精苯乙烯塔T-403塔頂;另一部分作為苯乙烯產(chǎn)品,經(jīng)成品過(guò)冷器E-412冷卻到9℃后送往界區(qū)外。精塔再沸器E-408用0.3MPa蒸汽為熱源,釜溫98℃,釜液由精塔釜液泵P-405抽出后,一部分返回再沸器E-408,提供再沸器的循環(huán)動(dòng)力;另一部分送往薄膜蒸發(fā)器E-401。薄膜蒸發(fā)器E-401用1.0MPa蒸汽為熱源,蒸發(fā)溫度130℃,蒸發(fā)器蒸發(fā)后的揮發(fā)性組分返回到精苯乙烯塔T-403塔底,殘液作為苯乙烯焦油排往釜液罐V-406,由蒸發(fā)器釜液泵P-407抽出,大部分作為循環(huán)NSI進(jìn)入粗苯乙烯塔T-401,小部分排往界區(qū)外。輔助系統(tǒng)工藝流程燃料氣部分催化干氣是本裝置的燃料和主要原料,本裝置的5臺(tái)加熱爐耗用大量的燃料氣,在正常負(fù)荷時(shí),本裝置消耗全廠催化干氣總量的半數(shù)以上。催化干氣與燃料氣聯(lián)系密切組成本裝置的燃料氣系統(tǒng)。來(lái)自裝置界區(qū)外的催化干氣進(jìn)入烴化部分后分為三路,一路進(jìn)入PSA部分的原料氣冷卻器E-001,在烴化反應(yīng)部分停工而PSA部分繼續(xù)開(kāi)工的情況下使用;第二路進(jìn)入烴化反應(yīng)部分的催化干氣分液罐V-101,作為烴化反應(yīng)的原料;第三路進(jìn)入燃料氣分液罐V-114,在裝置開(kāi)工初期且PSA裝置停工時(shí)使用。來(lái)自吸收塔T-201頂?shù)臒N化尾氣分為兩路,一路進(jìn)入PSA裝置作為其原料氣;另一路進(jìn)入燃料氣分液罐V-114,在PSA裝置停工時(shí)使用。來(lái)自PSA部分的解吸氣分為三路,一路進(jìn)入燃料氣分液罐V-114,在正常狀態(tài)下作為本裝置的燃料氣;第二路直接排往界區(qū)外燃料氣管網(wǎng),在本裝置的5臺(tái)加熱爐和燃料氣分液罐V-114停用時(shí)使用。第三路排往火炬總管,在PSA部分開(kāi)工初期使用。燃料氣分液罐V-114中的燃料氣分八路供本裝置的5臺(tái)加熱爐使用。燃料氣分液罐V-114設(shè)有壓力控制PIC-1001,將本裝置剩余的燃料氣送往界區(qū)外燃料氣管網(wǎng)。蒸汽及凝液回收部分為了在本裝置內(nèi)做到能量的充分利用,本裝置設(shè)有1.0MPa、0.3MPa和0.04MPa三個(gè)等級(jí)的蒸汽管網(wǎng)。本裝置有4臺(tái)回收熱量產(chǎn)生蒸汽的廢熱鍋爐,它們和蒸汽凝液罐V-701組成本裝置的蒸汽及凝液回收系統(tǒng)。蒸汽凝液罐V-701有四股進(jìn)料,一是來(lái)自界區(qū)外的脫鹽水,僅在開(kāi)工或事故狀態(tài)下使用;二是來(lái)自汽提塔凝液泵P-304的工藝凝液;三是來(lái)自本裝置的低壓蒸汽凝液;四是來(lái)自PSA部分復(fù)水泵的汽輪機(jī)凝液。蒸汽凝液罐V-701中的凝液由蒸汽凝液泵P-701輸送,一部分進(jìn)入本裝置中壓蒸汽凝液管網(wǎng),再進(jìn)入分離部分,經(jīng)過(guò)工藝凝液-反應(yīng)產(chǎn)物換熱器E-203換熱后分別供循環(huán)苯塔塔頂蒸汽發(fā)生器E-210和乙苯精餾塔頂蒸汽發(fā)生器E-212發(fā)汽使用;第二部分進(jìn)入脫氫部分供中壓廢熱鍋爐E-304和低壓廢熱鍋爐E-307發(fā)汽使用;第三部分作為本裝置的廢水送往界區(qū)外。為了保證在蒸汽凝液罐V-701和蒸汽凝液泵P-701沒(méi)有運(yùn)行時(shí)不影響分離部分發(fā)汽,循環(huán)苯塔塔頂蒸汽發(fā)生器E-210和乙苯精餾塔頂蒸汽發(fā)生器E-212均設(shè)有來(lái)自界區(qū)外的脫鹽水管線。本裝置的1.0MPa過(guò)熱蒸汽有兩個(gè)來(lái)源,一是來(lái)自界區(qū)外1.0MPa蒸汽管網(wǎng);二是由分離部分的乙苯精餾塔頂蒸汽發(fā)生器E-212發(fā)汽,并經(jīng)熱載體加熱爐F-101對(duì)流段過(guò)熱后產(chǎn)生。本裝置的0.3MPa飽和蒸汽有四個(gè)來(lái)源,一是由1.0MPa蒸汽減溫減壓產(chǎn)生;二是來(lái)自尾氣壓縮機(jī)C-301汽輪機(jī)的背壓蒸汽;三是循環(huán)苯塔塔頂蒸汽發(fā)生器E-210的發(fā)汽;四是中壓廢熱鍋爐汽包V-303的發(fā)汽。本裝置的0.04MPa飽和蒸汽來(lái)自低壓廢熱鍋爐E-307的發(fā)汽。熱載體部分:熱載體由罐區(qū)裝入熱載體罐V-108,罐中熱載體由熱載體泵P-118輸送進(jìn)入加熱爐F-101加熱至300℃。然后再分別送往乙苯精餾塔重沸器E-213A、B和多乙苯塔重沸器E-216,出來(lái)的熱載體再進(jìn)入穩(wěn)定塔重沸器E-209,最終溫度降至254℃返回?zé)彷d體罐V-108。在加熱使用過(guò)程中,熱載體罐內(nèi)應(yīng)用0.05MPa氮?dú)饷芊?防止高溫下熱載體發(fā)生氧化裂解現(xiàn)象。制冷部分:本裝置的制冷系統(tǒng)是由溴化鋰吸收制冷和氨壓縮制冷組合的兩級(jí)復(fù)迭制冷系統(tǒng),采用乙二醇水溶液為冷工質(zhì),同時(shí)向苯乙烯裝置提供4~6℃的冷量和向界區(qū)外EPS裝置提供2℃的冷量。由各用戶返回的冷工質(zhì)溫度約9℃,首先經(jīng)過(guò)溴化鋰吸收制冷系統(tǒng)降溫至6℃(冬季停用),然后一部分經(jīng)氨壓縮制冷系統(tǒng)降溫至2℃,然后其余的冷工質(zhì)與一部分2℃的冷工質(zhì)混合降溫至4~6℃供苯乙烯裝置使用,另一部分2℃冷工質(zhì)直接供界區(qū)外EPS裝置使用。密閉排放部分本裝置生產(chǎn)過(guò)程中排放及可能排放的液體,幾乎都是有毒有害或易燃易爆的液體。為了避免在排放過(guò)程中污染環(huán)境及對(duì)操作人員造成損害,特設(shè)密閉排放系統(tǒng)。除了幾乎是純水的工藝凝液排往電廠、地表沖刷水排往廠區(qū)地下污水管網(wǎng)外,其它液體均分類排往兩個(gè)密閉排放系統(tǒng)。來(lái)自烴化和乙苯分離部分的排放液體排往密閉排放罐V-119,最終送往罐區(qū)烴化液罐V-504。來(lái)自脫氫和苯乙烯分離的排放液體排往密閉排放罐V-325,最終送往罐區(qū)脫氫液罐V-503。真正排往界區(qū)外的高沸物和焦油,先排往殘油罐V-330,最終作為燃料油排往界區(qū)外?；鹁嫦到y(tǒng)本裝置在操作過(guò)程中有時(shí)會(huì)因工藝參數(shù)波動(dòng)外排少量可燃?xì)怏w,在有些事故狀態(tài)下可能有大量可燃?xì)怏w排放。為了保證裝置氣體能夠安全向界區(qū)外的火炬系統(tǒng)排放,特設(shè)火炬分液罐V-801和火炬氣凝液泵P-801。本裝置排火炬氣體在V-801進(jìn)行氣液分離,保證排火炬的氣體不帶液。V-801中的液體由P-801輸送排往V-119或罐區(qū)脫氫液罐。乙苯?jīng)_洗系統(tǒng)由于苯乙烯非常容易聚合,有可能造成管路堵塞,故本裝置設(shè)有乙苯?jīng)_洗系統(tǒng)。來(lái)自界區(qū)外罐區(qū)的乙苯進(jìn)入乙苯?jīng)_洗總管,然后分五路送往脫氫部分的尾氣壓縮機(jī)C-301、粗苯乙烯塔T-401進(jìn)料及釜液泵P-401、精塔冷凝器E-409進(jìn)料、精塔釜液泵P-405、NSI輸送泵P-410。罐區(qū)聯(lián)合裝置罐區(qū)共有儲(chǔ)罐11臺(tái),密閉排放罐1臺(tái),機(jī)泵13臺(tái)。罐區(qū)儲(chǔ)存有聯(lián)合裝置所需原料苯和戊烷,開(kāi)工過(guò)程產(chǎn)生的烴化液和脫氫液,分離過(guò)程可能產(chǎn)生的不合格乙苯和不合格苯乙烯,合格的中間產(chǎn)品乙苯和產(chǎn)品苯乙烯。為了防止污染環(huán)境和對(duì)操作人員造成損害,罐區(qū)所有排放的有機(jī)液體均排往密閉排放罐,然后根據(jù)情況再排往烴化液罐或脫氫罐。罐區(qū)各罐排放的氣體分三種情況進(jìn)行處理,原料苯罐V-502A/B、脫氫液罐V-503、烴化液罐V-504及不合格乙苯罐V-507的排空氣體經(jīng)E-502回收有機(jī)物后排大氣,回收的液體返回脫氫液罐。乙苯罐的排空氣體經(jīng)E-504回收乙苯后排大氣,回收的乙苯返回乙苯罐。苯乙烯及不合格苯乙烯罐各自設(shè)有循環(huán)冷卻器,保證罐內(nèi)液體的溫度低于15℃,將排放的苯乙烯氣體減少到最少。罐區(qū)各罐中烴化液罐、脫氫液罐、乙苯罐和不合格乙苯罐由罐區(qū)崗位管理。真空解吸氣緩沖罐V-003排出的氣體進(jìn)入解吸氣壓縮機(jī)GB-002將解吸氣升壓后排往界區(qū)外燃料氣管網(wǎng)。裝置平面布置圖設(shè)備明細(xì)表塔類(反應(yīng)器類)明細(xì)表見(jiàn)表1見(jiàn)表1塔類(反應(yīng)器類)一覽表序號(hào) 設(shè)備名稱 工藝編號(hào) 數(shù)量 規(guī)格mm 型式 設(shè)計(jì)條件溫度℃ 壓力MPa1 烴化反應(yīng)器 R-101 1 φ2600×22310 立式絕熱固定床反應(yīng)器 410/535 1.08/0.982 反烴化反應(yīng)器 R-102 1 φ1600×13520 立式絕熱固定床反應(yīng)器 430/530 1.08/0.983 再生氣脫硫器 D-101 1 φ2000×14187 橢圓封頭立式 60 0.944 再生氣干燥器 D-102 1 φ2000×14239 橢圓封頭立式 230 0.95 第一脫氫反應(yīng)器 R-301 1 φ3000TL/TL9000 軸徑向 650/815 0.21/-0.1序號(hào) 設(shè)備名稱 工藝編號(hào) 數(shù)量 規(guī)格mm 型式 設(shè)計(jì)條件溫度℃ 壓力MPa6 第二脫氫反應(yīng)器 R-302 1 φ3250TL/TL1620 軸徑向 650/815 0.21/-0.17 吸收塔 T-201 1 φ1200/φ2000×12/14H33101 浮閥塔 80 0.72/FV8 穩(wěn)定塔 T-202 1 φ1600/φ2000/φ3000×12/14/16H46520 填料塔 200 0.89 乙苯精餾塔 T-204 1 φ2800×26,H59540 填料塔 285 0.710 多乙苯塔 T-205 1 φ1800×14,H31997 填料塔 260 FV11 汽提塔 T-301 1 φ1200TH17110 大孔篩板 150 0.58/FV12 吸收塔 T-303 1 φ800H22710 填料塔 65 0.25/FV13 解吸塔 T-304 1 φ1000TL/TL15360 填料塔 140 0.25/FV14 粗苯乙烯塔 T-401 1 φ4400TL/TL54450 填料塔 130 0.25/FV15 乙苯回收塔 T-402 1 φ1200TL/TL23560 大孔篩板 200 0.28/FV16 精苯乙烯塔 T-403 1 φ2600/1300TL/TL27120/2850 填料塔 130 0.25/FV17 苯、甲苯塔 T-404 1 φ800T