长岭炼化12万吨年稀乙烯制乙苯装置内部培训教材

1、1. 概述1.1 装置概况本装置为中国石油化工股份长岭分公司 12 万吨 /年催化干气制乙苯装置，为新建装 置。设计规模 12 万吨 /年乙苯。装置开工按 8400 小时设计。操作负荷弹性 60110%。 本装置采用中国石化的气相法干气制乙苯成套技术（SGEB）。装置主要包括工艺部分和辅助公用工程部分。1.2 装置组成 乙苯装置工艺过程分为催化干气脱丙烯部分、反应部分、分离部分、热载体部分、 产汽部分、热水和冷冻水部分、燃料及放空部分等。1.3 设计原则1）采用国先进、可靠的工艺技术和设备，使装置总体水平达到国领先水平。2）安全、环保、消防与设计同步进行，满足国家和地方标准及规要求。3）公用工

2、程系统充分依托长岭分公司现有条件，节约装置投资。4）装置采用 DCS，满足集中控制要求。1.4 设计特点本装置采用中国石化的气相法干气制乙苯成套技术（SGEB）。烷基化部分采用气相烷基化反应， 催化剂采用石油化工研究院研制的催化剂 （ SEB-08）；烷基转移部分采用液 相烷基转移反应，催化剂采用石油化工科学研究院研制的催化剂（AEB-1H）。2. 原料、辅助材料和产品2.1 原料本装置原料为经过脱硫后的催化干气和新鲜苯， 催化干气来自于新建 3催化裂化装置 和 1催化裂化装置所产干气，分别脱完硫后经管道输送至乙苯装置，其中新建3 催化裂化装置所产 12.14 万吨 /年干气全部进乙苯装置，不

3、足部分约4.97 万吨 /年干气由 1催化裂化装置补足。新鲜苯由罐区经管道输送至乙苯装置。原料组成及性质如下：2.1.1 催化干气 催化裂化装置来的经过脱硫后的催化干气组成见表 2-1 表 2-1 催化干气组成组成1# 催化裂化新建 3 催化裂混合后组成混合后组成V%V%V%WT%H225.2023.7724.192.49N218.3619.1218.8927.07O21.260.700.871.42CO0.000.000.000.00CH425.8326.6526.4121.67CO20.003.562.515.65C2H612.8012.0712.2818.89C2H413.7913.01

4、13.2419.00C3H61.660.831.072.31C3H80.320.130.190.42i-C4H100.220.040.090.27i-C4H80.080.010.030.091-C4H80.060.020.030.09n-C4H100.110.070.080.25t-C4H80.050.000.020.05c-C4H80.070.000.020.07C50.190.020.070.26备注： 混合比例 为全部 3催化裂化干气量 14452.38Kg/h ，部分 1催 化裂化干 量 6069.34Kg/h 。技术要求如下： 丙烯：业主应充分考虑降低原料中丙烯含量的必要性，建议 0

5、.7 V 总硫（ H2S） ： 20ppm水：饱和水 进装置温度： 40 进装置压力： 1.0MpaG2.1.2 新鲜苯 新鲜苯（石油苯）质量指标必须符合 GB3405-89 优级品要求，指标见表 2-2表 2-2 新鲜苯质量指标项目质量指标外观无色透明液体颜色（ Hazen ）不深于 20密度（ 20 ， kg/m 3）878-881酸洗比色酸层颜色不深于 100ml ，稀酸中含 0.1g ，重铬酸钾标准溶液总硫（ ppm ）2中性实验中性结晶点（干基） 5.40蒸发残余物（ mg/100ml ）5纯度 99.8 wt非芳1000ppm wt甲苯500ppm wt2.2 辅助材料2.2.1

6、烷基化催化剂表 2-3 烷基化催化剂规格催化剂型号SEB 08外观圆柱状粒径 /长度1.9 0.1/3 8mm 大于 80 比表面积 320m2/g堆积密度0.6 0.05Kg/L机械强度 70N/cm2.2.2 烷基转移催化剂表 2-4 烷基转移催化剂规格催化剂型号AEB-1H外观球形尺 2 3mm比表面积 500m2/g堆比0.65 0.75g/ml孔容 0.3ml/g主要组成SiO2-Al2O32.3 产品性质2.3.1 主要产品质量控制指标本装置的目标产品为乙苯，副产品有高沸物、丙苯馏分、烃化尾气。乙苯产品质量指标满足以下要求，见表 2-5 。表 2-5 乙苯产品质量指标项目质量指标优

7、级品外观无色透明液体密度（ 20 ） kg/m 3866 870项目质量指标优级品水浸出物6.0 8.0纯度W%99.6异丙苯W%0.03二乙苯W%0.001硫W%0.0003备注： 乙苯产品中二甲苯含量为1000ppm本项目同时还副产少量的丙苯馏分、高沸物、烃化尾气。丙苯馏分可调和高标 号汽油；高沸物主要为沸点高于三乙苯的物质，可按燃料油销售；烃化尾气作燃料 气使用。2.3.2 主要产品性质 主要产品预期产品规格气体产品组成见表 2-6 、液体产品组成见表 2-7.表 2-6 气体产品预期组成组成 wt 富丙烯催化干气烷基化尾气不凝气H23.330.2N236.114.26O21.890.4

8、1COCO20.17.1412.28CH40.0128.5414.26C2H614.4322.4457.97C2H43.090.240.44C3H650.24C3H89.510.03碳四17.010.05碳五5.021.02非芳0.016.57芳烃0.590.32.51合计100100100表 2-7 液体产品预期组成组成 wt 乙苯丙苯高沸物苯0.07甲苯0.04乙苯99.701.35苯乙烯0.080.05二甲苯0.08丙苯0.0386.92甲基乙苯4.63-甲基苯乙烯0.89丁苯5.16二乙苯1.00高沸物100合计1001001003. 生产方法及流程简述3.1 生产方法 本装置采用中国

9、石化的气相法干气制乙苯成套技术(SGEB)生产乙苯。3.2 工艺原理简述 干气制乙苯工艺原理 主反应：C2H4+C6H6=C6H5C2H5烃化反应生成乙苯C6H4(C2H5)2+C6H6=2C6H5C2H5主要副反应：反烃化反应生成乙苯C6H5C2H5+C2H4=C6H4(C2H5)2烃化反应生成二乙苯C6H4(C2H5)2+C2H4=C6H3(C2H5)3烃化反应生成多乙苯C3H6+C6H6=C6H5C3H7烃化反应生成丙苯C6H5C2H5= C6H4(CH3)2异构化反应生成二甲苯nCnH2nCnH2nn烯烃聚合生成非芳3.3 工艺流程简述 本装置工艺过程分为催化干气脱丙烯部分、反应部分、

10、分离部分、热载体系统、产 汽部分、热水和冷冻水系统等。3.3.1 催化干气脱丙烯部分催化干气进乙苯装置后进入催化干气水洗罐(0262-D-101)。该罐具有两个作用，其一是将催化干气进装置时携带的液体除去，另一个作用是用水将携带的 MEA 除去。 罐设填料一段，罐底设水底循环泵( 0262-P-101AB)，水洗用水循环使用。从催化干气水洗罐顶部出来的气体依次进入催化干气换热器( 0262-E-101)、催化干气过冷器( 0262-E-102)与丙烯吸收塔( 0262-T-101)塔顶出来的低温催化干气、冷 冻水换热，温度降低至 15，从中部进入丙烯吸收塔。吸收剂从丙烯吸收塔顶部进入 与催化干

11、气逆向接触，将催化干气中的丙烯绝大部分除去，从丙烯吸收塔顶部出来的 催化干气进入催化干气换热器( 0262-E-101)与进塔的催化干气换热回收部分冷量后 去反应部分，丙烯吸收塔设中间抽出，液体经丙烯吸收塔中间泵( 0262-P-128A/B )抽 出后，进入贫液富液换热器( 0262-E-103)与贫液换热后返至丙烯吸收塔第 50 层塔 盘，富含丙烯的吸收剂从塔底部出来进入解吸塔(0262-T-102)。丙烯吸收塔底重沸器(0262-E-106)热源为热载体。解吸塔进料进入解吸塔后， 塔顶气相进入解吸塔顶蒸汽发生器 ( 0262-E-107)冷凝 冷却，然后进入解吸塔回流罐( 0262-D-

12、102 )，冷凝下来的液体用解吸塔回流泵 (0262-P-103A/B)送至解析塔顶部，未冷凝的气体从解吸塔回流罐顶部出来后进入解 吸塔顶气冷却器 (0262-E-108)进一步冷凝冷却， 然后进入解析塔顶分液罐 ( 0262-D-103) 进行气液分离，冷凝下来的液体用解析塔顶凝液泵(0262-P-104A/B )送入解吸塔回流罐，未冷凝的气体出装置。解吸塔塔底物料用吸收剂循环泵( 0262-P-102A/B)加压后 依次通过贫液富液换热器( 0262-E-103)、贫液开工冷却器( 0262-E-105)、贫液过冷 器( 0262-E-104)冷却，返回丙烯吸收塔塔顶循环使用。 解吸塔蒸汽

13、发生器 (0262-E-107) 产 0.5Mpa 蒸汽，解析塔底重沸器( 0262-E-109)热源为热载体。3.3.2 反应部分乙苯装置反应分为烷基化反应和烷基转移反应。 脱除丙烯后的催化干气分四路进入烷基化反应器(0262-R-101A/B)。从分离部分来的循环苯分作两路，其中一路与新鲜苯换热，然后与反应产物换热，最后经循环苯 加热炉 (0262-F-102)加热至 340400后进入烷基化反应器顶部。烷基化反应器操作条 件：温度 330430，压力 0.8Mpa，苯：乙烯分子比 67，乙烯重量空速为 0.20.5h -1。 从烷基化反应器出来的反应产物首先进入反应产物循环苯换热器(二)

14、 ( 0262-E-110)，再进入反应产物循环苯换热器(一) ( 0262-E-111)与烷基化反应用 循环苯换热。从分离部分来的循环苯进入循环苯罐(0262-D-105)后，用循环苯泵(0262-P-106A/B)抽出后分为两路，一路为烷基环反应用循环苯，另一路为烷基转移 反应用苯。烷基环反应用循环苯先依次通过新鲜苯循环苯换热器(0262-E-115)与新鲜苯换热，然后经反应产物循环苯换热器(二)( 0262-E-110)、反应产物循环苯换热器 (一)( 0262-E-111)换换热并汽化至 230，进入循环苯加热炉 (0262-F-102)。 反应产物被冷却至 162.5，然后进入反应产

15、物苯塔进料换热器(0262-E-112)与苯塔进料换热被冷却至134.2 ，换热后被冷凝下来的液体用反应产物中间凝液泵(0262-P-107A/B)抽出，与换热后的苯塔进料混合进入分离部分，未冷凝的气体再经 反应产物冷凝冷却器( 0262-E-113)用循环水冷却至 40，被冷凝下来的液体，自流 至分离部分的烷基化尾气吸收塔 (0262-T-103)底部， 未冷凝的气体最后进入反应产物 过冷器( 0262-E-114)用冷冻水冷凝冷却至 15，最后自流至分离部分的烷基化尾气 吸收塔( 0262-T-103)底部。烷基化反应器设两台，一开一备。从分离部分来的烷基转移料与从分离部分来的烷基转移用苯

16、进入烷基转移反应进料罐 (0262-D-103)混合后用烷基转移反应进料泵 ( 0262-P-108A/B )升压至 3.0Mpa， 然后进入烷基转移反应进料加热器(0262-E-116)用热载体加热至反应所需温度，最后进入烷基转移反应器底部。烷基转移反应器操作条件为：温度170245，压力2.83.2 Mpa ，苯：烷基转移料重量比为 58，烷基转移料重量空速 1.52.0h-1。从烷基 转移反应器顶部出来的烷基转移产物降压后进入分离部分的循环苯塔(0262-T-104)。烷基转移反应器设一台。烷基化催化剂、烷基转移催化剂均采用器外再生。烷基化催化剂在在开工前需要活化，活化介质为氮气，采用电

17、加热器加热氮气。3.3.3 分离部分自反应产物过冷器( 0262-E-114)来的反应产物进入尾气吸收塔( 0262-T-103)底 部，在 0.66MPa 压力下闪蒸，闪蒸汽相与自上而下的吸收及逆向接触，将汽相中绝大 部分苯及重组分吸收下来后，尾气自塔顶出装置。闪蒸液相、吸收剂及吸收下来的笨 等重组分、反应产物冷凝冷却器( 0262-E-113)壳侧凝液等液体混合后，自塔底经吸 收塔底泵( 0262-P-101A/B )压送至反应产物 -笨塔进料换热器( 0262-E-112)，加热至 127后，与该换热器壳侧凝液混合后进入循环苯塔(0262-T-104) .循环苯塔共有三股进料，一股是从反

18、应产物苯塔进料换热器(0262-E-112)过来的物料，一股是烷基转移反应产物，一股是新鲜苯。三股物料在不同位置进入循环 苯塔( 0262-T-104 )后，苯及不凝气从塔顶蒸出进入循环苯 塔塔顶冷凝冷却 器( 0262-E-117)，冷凝冷却后进入循环苯塔回流罐( 0262-D-107)，凝液经由循环苯塔回 流泵( 0262-P-110A/B)打入塔顶作为回流，未冷凝的气体从循环苯塔回流罐罐顶出来 后进入脱非芳塔进料。循环苯塔侧线抽出循环苯，用循环苯塔侧线抽出泵 ( 0262-P-111A/B)送至循环苯罐( 0262-D-105)供反应部分用苯。塔底物料经循环苯 塔底泵( 0262-P-1

19、29A/B)抽出后，一部分物料送至乙苯精馏塔，其余物料送至循环苯 塔重沸炉 (0262-F-103)，部分气化后返回塔底。 循环苯塔塔顶冷凝冷却器产 120热水。脱非芳塔进料从底部进入脱非芳塔( 0262-T-105)，脱非芳塔塔顶气体经脱非芳塔 顶冷凝冷却器( 0262-E-119)和脱非芳塔顶后冷器( 0262-E-120)冷凝冷却，然后进入 脱非芳塔回流罐( 0262-D-108)进行气液分离，不凝气从脱非芳塔回流罐顶出来后进入 燃料气分液罐( 0262-D-116)，液体用脱非芳塔回流泵( 0262-P-112A/B )送至脱非芳塔 顶部作为脱非芳塔回流。脱非芳塔塔底物料用脱非芳塔底泵

20、(0262-P-113A/B )送至循环苯塔或循环苯罐。脱非芳塔底重沸器(0262-E-137)热源采用 1.0Mpa 蒸汽。乙苯精馏塔进料进入乙苯精馏塔( 0262-T-106)后，乙苯从塔顶蒸出，进入乙苯精馏塔顶蒸汽发生器( 0262-E-121)冷凝，冷凝液进入乙苯精馏塔回流罐(0262-D-109)，经乙苯精馏塔回流泵( 0262-P-114A/B )加压后，一部分打入塔顶作为回流，另一部分 进入乙苯产品冷却器( 0262-E-123)冷却，合格乙苯产品送至罐区乙苯罐，不合格乙苯 送至罐区不合格乙苯罐。塔底物料经乙苯精馏塔底泵(0262-P-115A/B)加压后，分为两路：一路作为丙苯

21、塔进料送至丙苯塔(0262-T-107)；另一路作为尾气吸收塔( 0262-T-103)的循环吸收剂依次经循环吸收剂烷基转移料换热器(0262-E-124)、循环吸收剂冷却器( 0262-E-125)、循环吸收剂过冷器( 0262-E-)冷却至 15，进入尾气 吸收塔塔顶。乙苯精馏塔顶蒸汽发生器产 0.5Mpa 蒸汽，乙苯精馏塔底重沸器热源为热 载体。丙苯塔进料进入丙苯塔( 0262-T-107)，丙苯从塔顶蒸出进入丙苯塔顶蒸汽发生器 ( 0262-E-127)冷凝，冷凝液进入丙苯塔回流罐(0262-D-111)，然后经丙苯塔回流泵( 0262-P-117A/B)，一部分打入塔顶作为回流，另一

22、部分由丙苯冷却器(0262-E-129)冷却至 40后， 送至丙苯罐 (0262-D-112)。由于丙苯量很小， 生产过程中丙苯馏分送出为 间歇操作，约四天一次。塔底物料经丙苯塔底泵(0262-P-118A/B )送入多乙苯塔( 0262-T-108)。丙苯塔顶蒸汽发生器产 0.5Mpa 蒸汽，丙苯塔重沸器热源为热载体。多乙苯塔进料进入多乙苯塔后， 二乙苯、 三乙苯等组分从塔顶蒸出进入多乙苯塔顶 冷凝器( 0262-E-130)冷凝，冷凝液进入多乙苯塔回流罐( 0262-D-113)，一部分经多乙 苯 塔 回 流 泵 ( 0262-P-119A/B ) 打 入 塔 顶 作 为 回 流 ， 另

23、一 部 分 经 烷 基 转 移 料 泵 ( 0262-P-120A/B )送入反应部分。塔底物料经多乙苯塔底泵(0262-P-121A/B)送至高沸物冷却器( 0262-E-132)冷却至 40后，送入高沸物罐( 0262-D-114)。由于高沸物量 很少，生产过程中高沸物送出为间歇操作，约六天一次。多乙苯塔顶冷凝器产热水，多乙苯塔重沸器( 0262-E-131)热源为热载体。多乙苯塔为减压操作，从外部漏入系统的 空气等不凝气， 经多乙苯塔回流罐顶部冷却器冷却后， 由液环式真空泵 (0262-PA-102A/B) 抽出排入火炬总管。3.3.4 热载体系统热载体进装置后送入热载体罐( 0262-

24、D-115)，由低点退油泵( 0262-P-132)送入 热载体循环系统。热载体 经热载 体泵 (0262-P-120A/B/C ) 抽出， 加压后 送入 热载体 加热 炉 ( 0262-F-101-A/B)加热到 305。分三路送至丙烯吸收塔重沸器、烷基转移进料加热 器、乙苯塔底重沸器作热源。 从丙烯吸收塔底重沸器出来的热载体进入解吸塔底重沸器 作热源。 从乙苯塔底重沸器出来的热载体分两路， 分别进入丙苯塔底重沸器、 多乙苯塔 底重沸器作热源。从解析塔底重沸器、烷基转移进料加热器、 丙苯塔底重沸器、多乙苯 塔底重沸器出来的热载体混合后返回热载体泵。热载体循环使用。 停工或检修时热载体用热载体

25、开停工冷却器 ( 0262-E-134)冷却、 氮气压送至热载体罐。3.3.5 产汽部分界区外来的除氧水分别送入解析塔顶蒸汽发生器、 乙苯塔顶蒸汽发生器和丙苯塔 顶蒸汽发生器发生 0.5Mpa 蒸汽。发生的蒸汽并入蒸汽管网。3.3.6 热水和冷冻水系统冷冻水从溴化锂制冷机 (0262-PA-101A/B)出来，用冷冻水泵 (0262-P-127A/B)加压送 至催化干气过冷器( 0262-E-102)、贫液过冷器( 0262-E-104)、反应产物过冷器 ( 0262-E-114)、脱非芳塔顶后冷器 (0262-E-120)、循环吸收剂过冷器( 0262-E-)，换 热后返回溴化锂制冷机。溴化

26、锂制冷机制冷采用热水制冷。热水用热水泵 (0262-PA-126A/B)加压送至循环苯塔顶冷凝冷却器( 0262-E-117)、 多乙苯塔顶冷凝器( 0262-E-130)两台换热器换热，然后去溴化锂制冷机制冷。剩余 热量通过热水冷却器( 0262-E-)用循环水冷却。溴化锂制冷机两台并联操作。3.4 主要工艺过程操作条件3.4.1 反应部分操作条件表 3-1 反应器工艺操作条件项目烷基化反应烷基转移反应工况操作活化操作活化反应温度330430515170 245420压力 MPa ( g)0.8 0.10.382.8 3.20.10.2空速 h-1乙烯重量空速0.2-0.5烷基转移料重量空速

27、1.52.0苯：乙烯(分子比)67苯：烷基转移料(重量比)58备注允许压降 0.1MPa装置开工时催化剂 活化装置开工时催化剂 活化3.4.2 分离部分操作条件表 3-2 塔器工艺操作条件项目操作温度操作压力 MPa （ abs ）回流比 （回流重量 /塔 顶产品重量）进料塔顶塔底回流罐塔顶塔底回流罐丙烯吸收塔1519.3238.51.01.05解吸塔238.5208.2234.9166.30.80.8350.652.47尾气吸收塔1527.4380.650.675循环苯塔127149.3230.11360.60.640.5515脱非芳塔136111.8.2140.450.4750.414乙苯

28、精馏塔230.1180.7236.6166.30.30.3350.253.89丙苯塔236.6.5228178.70.250.270.270多乙苯塔228149.9243.9121.80.040.0.0253.4.3 加热炉操作条件表 3-3 加热炉工艺操作条件项目热载体加热炉循环苯加热炉循环苯塔重沸炉进口温度250230230.1出口温度305340400231.4压力 MPa （ abs ）1.10.851.10.91.10.93.4.4 溴化锂制冷机操作条件表 3-4 溴化锂制冷机工艺操作条件项目热水冷冻水进口温度12010出口温度10054. 主要生产控制方案4.1 烷基化反应器（ 0

29、262-R-101AB）的控制 烷基化反应器每个床层的下部温度通过催化干气入口流量控制， 当下层温度过高时 控制上一层的循环苯（冷苯）的入口流量，以满足反应温度的要求。4.2 烷基转移进料罐( 0262-D-106 )入口流量的控制烷基化反应进料罐( 0262-D-106 )入口烷基转移料与循环苯流量组成比例控制，由 多乙苯塔回流罐( 0262-D-113)液位给定 FIC10601，FIC10601 的比例值给定 FIC10602，达到 控制烷基转移反应进料罐( 0262-D-106 )入口流量的目的。4.3 塔顶压力的控制解吸塔( 0262-T-102)、循环苯塔( 0262-T-104)

30、、脱非芳烃塔( 0262-T-105)、乙苯 精馏塔( 0262-T-106)、及丙苯塔 (0262-T-107)塔顶采用热旁路控制。通过控制塔顶蒸汽发生 器出口(或入口)和旁路的调节阀实现塔顶压力的平稳。4.4 塔底的控制解吸塔( 0262-T-102)、循环苯塔( 0262-T-104)、乙苯精馏塔( 0262-T-106)、丙苯 塔 (0262-T-107)、丙苯吸收塔( 0262-T-101)和多乙苯塔( 0262-T-108)由灵敏板温度或塔底 温度与塔底重沸器热载体流量组成串级控制以调节塔的热平衡。5. 装置物料平衡 乙苯装置加工量为 12 万吨/年乙苯，物料平衡按 8400 小时

31、计算。物料平衡见表 5-1.表 5-1 物料平衡序号名称Wtkg/ht/d10 4t/a备注一原料1催化干气65.8220521.72492.5217.242新鲜苯34.1810658.24255.808.95合计100.0031179.96748.3226.19二产品1乙苯45.8014279.56342.7112.002丙苯0.40124.122.980.103高沸物0.1548.231.160.044富丙烯催化干气2.97924.922.200.78去催化5烷基化尾气49.0415290.98366.9812.84进燃料气管 网6不凝气1.64512.1612.290.43作为装置燃 料

32、气用合计10031179.96748.3226.196.消耗指标6.1 公用工程消耗表 6-1 公用工程消耗序号项目单位数量备注1循环水t/h2532.2最大 32002电kW.h/h1333.43蒸汽 1.0MPa 蒸汽t/h0.782最大 10t/h0.5MPa 蒸汽t/h-16.693外输4新鲜水t/h10间断5除氧水t/h16.6936除盐水t/h20开工用、间断7凝结水 1.0MPat/h-0.782外输8净化压缩空气m3n/h4009非净化压缩空气3 mn/h600间断10氮气 12MPam3n/h400间断0.7 MPam3n/h200最大量 3000 m3n/h11燃料气kg/

33、h4956自产， 6509kcal/kg12含油污水t/h66.2 催化剂及化学药剂消耗表 6-2 催化剂和化学药剂消耗序号名称年用量 t一次装入量 t预期寿命年备注1烃化催化剂9.136.442反烃化催化剂4.317.243热载体20034瓷球14107. 主要设备选型7.1 反应器类乙苯装置共设 3 台反应器，其中烷基化反应器 2 台，一开一备；烷基转移反应器 1 台。1) 烷基化反应器 采用固定床反应器，反应器直径为 3000，设五段床层。 反应器顶部设气相苯分布器和集灰器，上面四段床层上方设催化干气分布器。第二、 三、四、五段上方设冷苯分布器。2) 烷基转移反应器 采用固定床反应器，底

34、部进料、顶部出料，反应器直径为1300，设三段床层。烷基转移反应器设一台。7.2 塔类 乙苯装置共设 8台塔，其中板式塔 7 台，填料塔 1 台。1) 丙烯吸收塔板式塔， 塔共设 70 层塔盘， 上直径为 2400，下端直径为 2800，塔板间距为 450mm； 塔盘采用高效浮阀塔盘，塔中段设中间抽出口和返回口。2) 解吸塔板式塔，塔共设 35 层塔盘，精馏段直径为 2200，进料口以上共 15 层，塔板间距为 450mm；提馏段直径 2600，共 20 层塔盘， 塔板间距 450mm。塔盘采用高效浮阀塔盘 。3) 尾气吸收塔板式塔，直径为 1600，塔共设 30 层塔盘，塔板间距为 450m

35、m；塔釜直径为 1800. 塔 盘采用高效浮阀塔盘 。4) 循环苯塔板式塔，塔共设 70 层塔盘，精馏段直径为 3200，进料口以上共 52 层，塔板间距为 450mm；精馏段设侧线循环苯抽出口；提馏段直径3600 ，共 18 层塔盘，塔板间距500mm。塔盘采用高效浮阀塔盘。5) 脱非芳塔板式塔，塔共设 30 层塔盘，直径为 1200，塔釜进料，塔板间距为 450mm。塔盘采用 高效浮阀塔盘 。6) 乙苯精馏塔板式塔，塔共设 80 层塔盘，直径为 2800，精馏段进料口以上共 60 层，塔板间距为 450mm；提馏段 20 层塔盘，塔板间距 450mm。塔盘采用高效浮阀塔盘。7) 丙苯塔板式塔，塔共设 40 层塔盘，直径为 1400，精馏段进料口以