乙苯-苯乙烯装置操作规程

乙苯－苯乙烯装置操作规程目录TOC\o"1-3"\h\u219181范围 71612原理与过程 7205033生产流程及说明 1298514装置平面布置（略） 17261265设备明细表 18127916原材料和产品控制 25268987操作方法 2540108装置开工 2549009紧急事故处理和联锁停车 48237010装置停工 531739911设备操作法 541321112PSA的程序控制 62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。原理与过程乙苯生产原理烃化反应机理2.1.1.1生成乙苯:C2H4+C6H6=C6H5C2H5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-CH2CH2+，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(烃化)比逆反应(反烃化)更有利。烃化反应是放热反应。反应热△H=-106.2KJ/mol。2.1.1.2生成多乙苯:如：C6H5C2H5+C2H4=C6H4(C2H5)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多乙苯反烃化:C6H4(C2H5)2+C6H6=2C6H5C2H5在反烃化反应器中，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+C6H6=C6H5C3H7C4H8+C6H6=C6H5C4H9干气中除含10～30(V)%的乙烯外，还含有少量的丙烯和丁烯，在烃化催化剂上，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，在反烃化反应器中，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，较易经过烯烃聚合和裂解转变为乙苯。C6H5C3H7+C6H6→C6H5C2H5+C6H5CH3+C3H6C6H5C4H9+C6H6→C6H5C2H5+C6H5C3H7+C6H5CH3+C4H82.1.1.5生成甲苯:甲苯可以由非芳烃、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+C2H4→C6H4CH3C2H5C6H5CH3+C6H5C2H5→C6H4CH3C2H5+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。脂肪烃和芳烃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H2、CO2、C2H6、CH4、N2，以及C3、C4、C5烯烃和石蜡烃。进料原料中杂质是轻组分的主要来源，除此之外，烯烃聚合生成小于C8之类的烃类。N[CnH2n]→[CnH2n]n2.1.1.9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—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：C6H5C3H7+C6H6→C6H5CH2C6H5+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：C6H5C2H3+C6H6→C6H5C2H4C6H5多环化合物作为多乙苯塔釜液从工艺过程除去。影响烃化反应的因素2.1.2.1苯烯比烃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。苯烃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。烃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：烃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：干气中乙烯是烃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=kg乙烯/（kg催化剂×h）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烃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×h）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：烃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，苯烃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烃化反应的进行。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烃类的含量、降低反应温度及提高乙苯精馏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馏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。苯乙烯生产原理乙苯脱氢反应机理2.2.1.1脱氢反应乙苯通过强吸热脱氢反应生成苯乙烯，C6H5C2H5=C6H5C2H3+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）×P（氢）Kp=————————————P（乙苯）PT×Y（苯乙烯）×Y（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烃混合物（例如：蒽或芘）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：C6H5C2H5=C6H6+C2H4C6H5C2H5+H2=C6H5CH3+CH4其它副反应生成少量的α-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：CH4+H2O=CO+3H2CO+H2O=CO2+H2在反应温度下水煤气变换反应接近平衡：CO2+H2=CO+H2O乙苯在高温下部分碳化C6H5C2H5=8C+5H28C+16H2O=8CO2+16H2一般来说，甲烷与乙烯生成量要少于苯与甲苯。CO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。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→C10H11C6H5C10H11C6H5+C6H5C2H3→C10H11C6H5+C6H5C’=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，C10H11C6H5+O2→ROO’50℃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O2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10ppm，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）%。生产流程及说明3.1烃化系统工艺流程烃化反应部分：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301.8℃，然后进入循环苯/反烃化料加热炉(F-102)加热至390℃后，从顶部进入烃化反应器(R-101)；另一路与从乙苯分离部分来的反烃化料混合后进入循环苯/反烃化料加热炉(F-102)加热至425℃后，从顶部进入反烃化反应器(R-102)。从装置外来的催化干气进入催化干气分液罐(V-101)，分液后分三路进入烃化反应器(R-101)。由烃化反应器(R-101)和反烃化反应器(R-102)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40℃后进入吸收塔(T-201)塔釜。当烃化反应器(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R-101顶阀门。吸收稳定部分:见图2由乙苯分离部分的乙苯精馏塔底泵(P-209)送来的乙苯精馏塔釜液，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(T-201)塔顶压力为0.6MPa，顶部排出的烃化尾气送往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T-201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125℃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T-201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烃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。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(E-121)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(C-101)升压至0.8MPa。升压后的气体进入再生气换热器(E-120)与来自烃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℃，再进入烃化反应器(R-101)与反烃化反应器(R-102)。由烃化反应部分出来的气体一部分经热载体开停工冷却器(E-123)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(E-120)和再生器冷却器(E-121)换热后进入氮压机入口分液罐(V-109)。再生干燥剂时系统内的循环氮气经再生气加热炉(F-103)加热至200℃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-121)换热后进入氮压机入口分液罐(V-109)。切除再生带出的水后经再生气脱硫器(D-101)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)。PSA氢提纯部分:见《PSA（变压吸附）氢提纯装置操作规程》。脱氢系统工艺流程脱氢反应部分: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-301)A室，加热到810℃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-301)B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℃。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)。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)。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)。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。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(T-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氢气压缩机(C-901)升压至0.5MPa后送往烃化PSA氢提纯部分。吸收塔(T-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。精馏系统工艺流程乙苯分离部分：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/甲苯馏分送往苯/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馏塔(T-204)中段。循环苯塔釜温控制在240.4℃。乙苯精馏塔(T-204)塔顶蒸出的乙苯蒸汽进入乙苯精馏塔顶蒸汽发生器(E-212)冷凝，同时发生1.0MPa中压蒸汽供装置自用。乙苯精馏塔塔顶压力为0.55MPa，顶温控制在211℃。乙苯精馏塔顶蒸汽发生器(E-212)冷凝下来的液态乙苯进入乙苯精馏塔回流罐(V-204)，然后由乙苯精馏塔回流泵(P-210)输送，一部分返回乙苯精馏塔顶，另一部分送往脱氢部分或装置外罐区。乙苯精馏塔重沸器(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(T-205)中段，另一部分由乙苯精馏塔底泵(P-209)送往烃化部分。多乙苯塔(T-205)塔顶蒸出的反烃化料蒸汽进入多乙苯塔顶空冷器(E-215)冷凝，冷凝下来的反烃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烃化料泵(P-213)输送到烃化部分。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。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(V-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-301)B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(T-402)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(T-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1.0MPa蒸汽为热源，釜温163℃，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1.0MPa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-301)B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1.0MPa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。辅助系统工艺流程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烃化部分后分为三路，一路进入PSA部分的原料气冷却器(E-001)，在烃化反应部分停工而PSA部分继续开工的情况下使用；第二路进入烃化反应部分的催化干气分液罐(V-101)，作为烃化反应的原料；第三路进入燃料气分液罐(V-114)，在装置开工初期且PSA装置停工时使用。来自吸收塔(T-201)顶的烃化尾气分为两路，一路进入PSA装置作为其原料气；另一路进入燃料气分液罐(V-114)，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(V-114)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(V-114)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(V-114)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。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1.0MPa、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)和乙苯精馏塔顶蒸汽发生器(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)和乙苯精馏塔顶蒸汽发生器(E-212)均设有来自界区外的脱盐水管线。本装置的1.0MPa过热蒸汽有两个来源，一是来自界区外1.0MPa蒸汽管网；二是由分离部分的乙苯精馏塔顶蒸汽发生器(E-212)发汽，并经热载体加热炉(F-101)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1.0MPa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。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(P-118)输送进入加热炉(F-101)加热至300℃。然后再分别送往乙苯精馏塔重沸器(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(V-108)。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。制冷部分：本装置的制冷系统是由溴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℃，首先经过溴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。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。来自烃化和乙苯分离部分的排放液体排往密闭排放罐V-119，最终送往罐区烃化液罐V-504。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。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。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(C-301)、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)。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，开工过程产生的烃化液和脱氢液，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烃化液罐或脱氢罐。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)、烃化液罐(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。罐区各罐中烃化液罐、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。装置平面布置设备明细表塔类（反应器类）明细表见表1见表1塔类（反应器类）一览表序号设备名称工艺编号数量规格mm型式设计条件温度℃压力MPa1烃化反应器R-1011φ2600×22310立式绝热固定床反应器410/5351.08/0.982反烃化反应器R-1021φ1600×13520立式绝热固定床反应器430/5301.08/0.983再生气脱硫器D-1011φ2000×14187椭圆封头立式600.944再生气干燥器D-1021φ2000×14239椭圆封头立式2300.95第一脱氢反应器R-3011φ=3000TL/TL=9000轴径向650/8150.21/－0.1序号设备名称工艺编号数量规格mm型式设计条件温度℃压力MPa6第二脱氢反应器R-3021φ=3250TL/TL=1620轴径向650/8150.21/－0.17吸收塔T-2011φ1200/φ2000×12/14H=33101浮阀塔800.72/FV8稳定塔T-2021φ1600/φ2000/φ3000×12/14/16H=46520填料塔2000.89乙苯精馏塔T-2041φ2800×26，H=59540填料塔2850.710多乙苯塔T-2051φ1800×14，H=31997填料塔260FV11汽提塔T-3011φ=1200TH=17110大孔筛板1500.58/FV12吸收塔T-3031φ=800H=22710填料塔650.25/FV13解吸塔T-3041φ=1000TL/TL=15360填料塔1400.25/FV14粗苯乙烯塔T-4011φ=4400TL/TL=54450填料塔1300.25/FV15乙苯回收塔T-4021φ=1200TL/TL=23560大孔筛板2000.28/FV16精苯乙烯塔T-4031φ=2600/1300TL/TL=27120/2850填料塔1300.25/FV17苯、甲苯塔T-4041φ=800TL/TL=24220填料塔1800.34容器类明细表见表2表2容器类明细表序号设备名称工艺编号数量规格mm容积m3设计条件温度℃压力MPa1催化干气分液罐V-1011φ1600×3520×108.3601.02热载体罐V-1081φ3000×11920×14922800.33/F.V3氮压机入口分液罐V-1091φ2000×3720×1414500.944燃料气分液罐V-1141φ1600×3920×129.1650.95仪表空气罐V-1161φ3000×7120×1458550.666地下污油罐V-1191φ=2000L=220012.12000.35/F.V7稳定塔回流罐V-2011φ600×10，L=705213.4600.558循环苯塔回流罐V-2021φ3000×14，L=9600641700.66/FV9循环苯罐V-2031φ2600×14，L=980049.61600.66/FV10乙苯精流塔回流罐V-2041φ2800×14，L=9900582250.44/FV11多乙苯塔回流罐V-2051φ1600×12，L=5300101300.2FV12甲苯罐V-2061φ2600×14，L=980049.6650.2/FV13高沸物罐V-2071φ1200×8，L=48505.0600.2/FV14真空系统密封罐V-2081φ500×5，L=15000.24600.2/FV15磷酸盐加药器（一）V-2101φ600/700，H=15000.51501.816连续排污扩容器（一）V-2111φ600×6，H=39401.11600.617定期排污扩容器（一）V-2121φ2000×8，H=35757.51500.318磷酸盐加药器（二）V-2141φ600/700，H=15000.51501.819连续排污扩容器（二）V-2151φ6600×6，H=39401.11900.620定期排污扩容器（二）V-2161φ2000×8，H=35757.51900.321汽包V-3031φ=1500L=45008.982000.58/全真空22油水分离器V-3051φ=3000L=1012079.2750.25/全真空23聚结器V-3061φ=2200L=452020.2750.8/全真空24工艺水处理器V-307/S2φ=2000H=4800141000.8/全真空25压缩机吸入罐V-3081φ=1500H=24205.3800.25/全真空26压缩机排出罐V-3091φ=1200H=26203.51100.26/全真空27间歇排放罐V-3161φ=800H=15000.91200.2/F.V28主蒸汽分液罐V-3201φ=1400H=34206.81700.4/F.V29水封罐V-3231φ=1200H=25203.4650.25/全真空30密闭排放罐V-3251φ=2000L=2200122000.35/全真空31残油罐V-3301φ=2000L=300011.81400.35F.V32精塔回流罐V-4011φ=2200L=482021.41000.20/全真空33排水罐V-4021φ=500H=8000.181000.25/全真空34真空泵密封罐V-4031φ=800L=14500.9650.35/全真空35乙苯回收塔回流罐V-4041φ=900L=17501.341350.28/全真空36精塔回流罐V-4051φ=800H=16000.94700.20/全真空37釜液罐V-4061φ=400H=11750.21700.25/全真空38TBC液解罐V-4071φ=1300/450H=2300/7004.4650.20/全真空39NSI溶解罐V-4091φ=1200/350H=2300/7002.36650.240苯/甲苯塔回流罐V-4151φ=1200H=30003650.34/全真空41NSI废水池V-42011900×1900×22502.96542冷冻盐水罐V-6011φ4000×6200×1077.82常压43低压凝液闪蒸罐V-7011φ=2800L=700048.851340.21244火炬分液罐V-8011φ2800×6900×1248.73750.345苯乙烯罐V-501A/B/C3φ14500×11500拱顶2000110/50正压1788负压151246新鲜苯罐V-502A/B2φ17000×14256内浮顶3000110/40正压2100负压173647脱氢液罐V-5031φ11000×11000拱顶1000110/50正压1707负压159348烃化液罐V-5041φ11000×11000拱顶1000110/50正压1707负压159349不合格苯乙烯罐V-5051φ11000×11000拱顶1000110正压1707负压159350乙苯罐V-5061φ13500×11000拱顶1500110/50正压1792负压150851不合格乙苯罐V-5071φ13500×11000拱顶1500110正压1792负压150852戊烷油罐V-5081φ12300×20球罐100050.0/-150.3/-0.153密闭排放罐V-5091φ800×18001600.98炉类明细表见表3表3炉类明细表序号位号设备名称热负荷KW型式火嘴1F-101热载体加热炉21261圆筒炉122F-102循环苯/反烃化料加热炉8750圆筒炉63F-103再生气加热炉1279圆筒型盘管14F-104循环苯塔底重沸炉20325圆筒型盘管125F-301蒸汽过热炉方箱炉14冷换设备表见表4表4冷换设备表序号设备名称工艺编号数量规格换热介质换热面积m2换热管mm热负荷kw管程壳程1乙苯回收塔冷却器E-407125.45φ25×4500571海水甲苯等2精塔再沸器E-4081235.6φ25×25002403高沸物低压蒸汽3精塔冷却器E-4091φ19×60002870循环水苯乙烯水凝气4精塔盐冷却器E-410112.9φ19×300015乙二醇冷冻水苯乙烯不凝气5成品过冷器E-412133.4φ19×5000182苯乙烯乙二醇冷冻水6粗塔冷凝器E-4131495φ25×60008879水，海水甲苯，乙苯7甲苯冷却器E-41412.4φ32×7000×416海水甲苯8苯、甲苯塔冷却器E-418138φ25×300520海水苯9苯、甲苯塔再沸器E-419127φ19×1500476甲苯低压蒸汽10粗塔盐冷器E-420120.9φ19×300021乙二醇冷冻水芳烃11苯乙烯循环冷却器E-5011119苯乙烯12罐区放空冷凝器E-502116.7乙二醇水溶液13不合格苯乙烯罐循环冷却器E-503125苯乙烯14乙苯罐放空冷凝器E-50413.7乙二醇水溶液15原料气冷却器E-001156.5烃化尾气/凝液冷冻水16解吸气加热器E-0021341真空解吸气中压蒸汽17解吸气冷却器E-0031380真空解吸气循环水18氢气冷却器E-004145粗氢气循环水19氢气压缩机冷却器E-006AX、BX2空冷明细表见表5表5空冷明细表泵类明细表见表6表6泵类明细表位号设备名称工艺编号数量泵参数电机参数扬程m流量流量m3/h轴功率kW电压V电流A1热载体泵P-11821107603156000362液下泵P-12013稳定塔进料泵P-201277118.145380844吸收塔中间泵P-20223110.4843808.25稳定塔回流泵P-20328249.418.538035.56循环苯塔进料泵P-204270138.74538083.27循环苯塔底泵P-205298794.3250600029.78循环苯塔回流泵P-2062116257.61603802889循环苯泵P-2072142108.2110380199.710苯/甲苯送料泵P-20818720.3218.538035.511乙苯精馏塔底泵P-20927913.4113802212乙苯精馏塔回流泵P-2102130198110380199.713多乙苯塔底泵P-2111452.783.03806.414多乙苯塔回流泵P-2122623018.538035.515反烃化料泵P-21321906.71538029.416高沸物泵P-2142452.7833806.417乙苯真空泵P-215218脱氢液泵P-3012893018.538035.519冷凝液泵P-30225646.51538029.420汽提塔釜泵P-304221吸收塔釜泵P-30825012.55.53801122解吸塔釜泵P-30924610.74.0380823残液泵P-3102603.122.23805.624密闭排污泵P-312125喷射泵P-320126粗苯塔釜液泵P-4012893018.538035.527粗笨塔回流泵P-402267188.575380136.428乙苯回收塔釜泵P-403229乙苯回收塔回流泵P-4042509.54.0380830精塔回流泵P-4062783418.538035.531蒸发器齿轮泵P-407232TBC计量泵P-408233NSI计量泵P-410234NSI废水泵P-411135苯/甲苯塔釜泵P-4162401.52.23804.736苯/甲苯塔回流泵P-4172826.31138021.837苯乙烯真空泵P-420238盐水泵P-6012672756738016239蒸汽凝液泵P-70121507955.7380136.440放空凝液泵P-80112925.65.53801141雨水泵P-901342苯乙烯循环/输送泵P-50127161303805743新鲜苯进料泵P-5022132122238042.244脱氢液进料泵P-503112030303805745烃化液进料泵P-5041170809038016246不合格苯乙烯进料泵P-505111838373807047乙苯进料泵P-506113014.672238042.248不合格乙苯进料泵P-5071140707538013649戊烷油泵P-508217120.5373807050苯乙烯装船泵P-5091792307538013651乙苯冲洗泵P-51011246.02238042压缩机明细表见表7表7压缩机明细表位号名称转速r/min功率Kw排气量Nm3/h压力（MPaA）电机吸入排出功率Kw电压VC-101氮气压缩机333418530.61.055006000C-301尾气压缩机0.162汽轮机驱动C-901氢气增压机367233500.140.62506000M-601冷冻机2960368制冷量：12595606000原材料和产品控制本装置原料和产品质量指标以及操作参数以当年有效工艺卡片为准，化工原材料的质量指标执行《化工原材料标准汇编》现行有效标准。操作方法PSA装置操作法PSA装置的目的和任务PSA装置的目的

在安全平稳的前提下，取得最高的产品收率和最好的产品量，为加氢装置提供所需要的氢气。PSA装置的任务

在原料气组份和温度一定的情况下，尽量提高吸附压力，降低解吸压力，保证产品纯度，提高氢气回收率。提高装置的效益。PSA装置的特点PSA装置的操作特点原料气组份特别复杂，既有少量较难吸附的重组份，总杂质含量又高。原料气压力低，氢含量低，产品收率要求高。PSA装置的技术特点本装置比传统流程增加了TSA原料气预处理部分，能脱除大部分C4以上杂质，有效地保证了后续PSA吸附剂的寿命，并对原料组份的变化起缓冲作用。PSA部分采用6－2－3PSA技术，即六个吸附塔始终有两个处于吸附状态，每循环中三次均压，真空解吸。采用常温脱氧催化剂，简化工艺流程。自动化控制水平高，具有事故自检，联锁处理功能，提高了装置运行的可靠性。PSA程控阀选用专利产品，具有体积小，动作快，密封性能好，寿命长优点。PSA装置操作必须遵循以下原则生产中要平稳操作，调节参数要稳妥缓慢，幅度要小，防止系统的波动。对影响生产的参数必须准确判断，对操作的调整必须准确迅速。严格遵循工艺卡片，在调节过程中坚决执行工艺纪律。对产生非正常工况的原因要正确分析及时处理，不误操作使事态扩大。严禁将水带入预处理和PSA部分。切实执行岗位责任制。正常操作调节非正常操作法事故处理装置开工装置总体开工步骤本装置PSA部分的开工与其它部分关系不大，不在总体开工步骤中论述。无烃化液开工步骤装置建成后首次开工时，没有储备的烃化液，在没有购买和储备乙苯的情况下，可以考虑采用无烃化液开工步骤。这种开工方式可以节省首次开工的原料费用，但开工时间较长，开工过程控制难度较大，同时在积累合格乙苯供脱氢部分开工的过程中，会多消耗一定数量的软化水和蒸汽。无烃化液开工的总体开工步骤如下：热载体系统升温，同时烃化部分通过开工循环线进行苯循环升温，当进行到苯循环升温末期时投用凝液回收系统。b.T-203开工，维持回流量60000kg/h全回流操作，产生的回收蒸汽并入0.3MPaG蒸汽管网。注意这时因塔釜物料为纯苯，釜温和F-104出口温度与正常值相差较大，控制时以保持顶温、顶压和回流量达到控制指标为准。c.在没有循环吸收剂的情况下，按总量为9000Nm3/h投催化干气，为了减少烃化尾气带走过多的苯，应加大E-205海水量，使TI-2008低于40℃。e.当T-203釜温逐渐上升时，逐步加大F-104燃料气量和提高回流至正常值。塔釜液面过高时可先送往罐区烃化液罐，分析合格后送T-204塔。f.T-204、T-205按顺序开工，T-204釜液作为循环吸收剂送到T-201后，将催化干气总量逐步提到18000Nm3/h。g.脱氢部分真空试验合格后开始氮气循环升温，使R-301、R-302床层温度达到200℃以上，然后开始主蒸汽升温。h.当R-301入口温度达到550℃后开始半负荷向脱氢部分投乙苯，产生的脱氢尾气先排大气。i.T-401塔开工，注意及时投NSI以防止聚合。苯乙烯分离部分按顺序开工。j.苯乙烯分离部分开工稳定后脱氢部分投用尾气洗涤系统，启动C-301和C-901抽真空，达到设计真空度后逐步提高乙苯投料量，同时调整水烃比，最终达到设计指标。k.调整苯乙烯分离部分负荷，投用薄膜蒸发器。有烃化液开工步骤如果首次开工时购买并储存了足够的乙苯，或是停工后再次开工时有足够的烃化液和乙苯储备，可以采用有烃化液开工步骤。这种开工方式开工时间短，开工过程容易控制，软化水的消耗最少并且可以多回收乙苯分离部分的副产蒸汽。有烃化液开工的总体开工步骤如下：a.热载体升温，烃化部分苯循环升温，T-203塔用苯开工进行半负荷全回流操作，产生0.3MPaG回收蒸汽并入蒸汽管网。b.脱氢部分真空试验合格后进行氮气循环升温，使R-301、R-302床层温度达到200℃以上，然后开始主蒸汽升温。c.当R-301入口温度达到550℃后开始由罐区半负荷向脱氢部分投乙苯，产生的脱氢尾气先排大气。e.在T-203塔用苯开工稳定后，T-201、T-202用氮气充至操作压力，然后由罐区将烃化液送进T-201塔釜，T-201、T-202塔按顺序开工。f.当T-203釜温逐渐上升时，逐步加大F-104燃料气量和提高回流至正常值。塔釜液面过高时可先送往罐区烃化液罐，分析合格后送T-204塔。g.T-204、T-205按顺序开工，T-204釜液作为循环吸收剂送到T-201后，将催化干气总量逐步提到18000Nm3/h。h.T-401塔开工，注意及时投NSI以防止聚合。苯乙烯分离部分按顺序开工。i.当T-204塔产生的回收蒸汽并入1.0MPaG蒸汽管网后，脱氢部分投用尾气洗涤系统，启动C-301和C-901抽真空，达到设计真空度后逐步提高乙苯投料量，同时调整水烃比，最终达到设计指标。j.调整苯乙烯分离部分负荷，投用薄膜蒸发器。装置总体停工步骤在正常停工时，应按如下原则进行。首先停烃化反应部分，然后停脱氢部分和苯乙烯分离部分，这时乙苯分离部分产生的蒸汽先放空，最后停乙苯分离部分。由于PSA部分的停工与本装置其它部分关系不大，故不在总体停工步骤中叙述。各部分的停工步骤和注意事项如下：烃化反应及乙苯分离部分停工：a.首先按从下至上的原则先停R-101的催化干气进料，然后停R-102的反烃化料进料。b.将E-205的反应产物由去T-201改为去V-203，将烃化反应系统改为苯循环。c.F-102以40~50℃/h的速度降温，当F-102出口温度降至300℃时通过开工循环线将R-101和R-102切出系统。同时停T-202塔釜热载体，在V-201液面低于2%后停P-203。d.当F-102炉膛温度降至200℃以下时，F-102熄火焖炉降温。e.当循环苯温度降至40℃时停P-207和T-201顶循环吸收液。f.依次降低T-201、T-202液面，当液面低于2%后依次停P-202、P-201和P-204。g.启动P-207将V-203中的循环苯送往罐区苯罐，当V-203液面低于2%后停P-207。h.将T-201、T-202、V-201和V-203中的残余物料排往V-119，最后由P-120送往罐区烃化液罐。i.停工过程中要注意调整乙苯分离部分的操作参数，保证E-210、E-212两台废热锅炉正常运行。j.停工后如需对装置进行置换，首先通过排火炬的方法将系统降至常压，然后用氮气吹扫R-101、R-102，最后用蒸汽吹扫系统其他部分。特别注意不能将蒸汽串入R-101、R-102。脱氢部分及苯乙烯分离部分停工a.以3000kg/h的速度逐步减少乙苯进料量，同时保证去E-301的蒸汽流量为3500kg/h以防止E-304管程出口温度过高。降乙苯进料的过程中逐步提高水烃比，并且主蒸汽始终不低于18000kg/h。b.当乙苯进料量降到满负荷的50%时，首先将T-401的塔顶和塔釜出料改为去罐区脱氢液罐，并开始以20~30℃/h的速度降低T-401釜温。当釜温降至50℃以下时停E-402加热蒸汽，同时停T-401回流，进料改为直接去罐区脱氢液罐。T-401停进脱氢液后改为进乙苯进行冲洗，以防残留的苯乙烯在塔内聚合。乙苯冲洗8小时后停T-401塔，残存物料排往V-325，再由P-312泵送往罐区脱氢液罐。c.当乙苯进料量降到满负荷的50%时，开始以10kPa/h的速度提高脱氢反应系统的压力，同时降低R-301和R-302的入口温度，保证当乙苯进料停止时入口温度降至550℃。当C-301返回阀全开后停C-301并关闭其入口阀，停尾气洗涤系统，尾气由V-323放空。d.当乙苯进料全部停止两小时后，逐步将主蒸汽流量降至8000kg/h。降主蒸汽过程中保持R-301和R-302的入口温度在550℃，同时调整进E-301的蒸汽量，使E-304管程出口温度在400℃以内。e.当P-301出口流量FI-3103指示为零时，说明已经没有新的脱氢液产生，这时应提高V-305的界面液位LC-3105的给定值，使残存在V-305中的脱氢液全部溢流到V-305油相室内。当LC-3104液面低于10%以后，停P-301泵，V-305油相室内的残存液体排往V-325。f.当R-301和R-302的入口温度在550℃吹扫两小时后逐步降低F-301出口温度，必要时逐个关闭F-301火咀。g.当R-301和R-302的入口温度降至200℃时F-301熄火，停主蒸汽和进E-301的蒸汽。从主蒸汽线往脱氢反应系统送氮气，以小流量吹扫反应器3小时将其温度降至50℃后停氮气。吹扫开始的同时打开F-301的烟道挡板和风门使其自然通风降温。h.适时停废热锅炉和凝液回收系统。将脱氢系统残存物料吹扫排往V-325。j.当T-401停工后，T-402、T-403和T-404依次停工，停工时各塔釜降温速度控制在30℃/h以内。停工后各塔残存物料排往V-325，并由P-312送往罐区脱氢液罐。T-403停工时要进行乙苯清洗。乙苯分离部分停工a.当烃化反应部分停催化干气后T-203塔进料逐渐变为纯苯，这时如果脱氢部分尚未停工，仍需保证装置的正常蒸汽用量。在烃化部分苯循环未结束之前，T-203塔釜停止出料，T-204塔改为全回流操作。当烃化部分苯循环结束后T-203塔也改为全回流操作暂时保证装置正常用汽。b.当停止向F-102进反烃化料时反烃化料经E-217冷却后送往V-207，最终由P-214送往罐区烃化液罐。c.当T-204塔改为全回流操作后以20℃/h的速度降低T-205釜温，停T-205塔釜采出，停P-215泵，T-205改为正压操作。d.当T-205釜温降至50℃后停E-216热载体，适时停P-212，V-205和T-205中的物料由P-213和P-211输送，经E-217冷却后送往V-207，最终由P-214送往罐区烃化液罐。e.当脱氢部分C-301停车后以20℃/h的速度降低F-101温度，E-212回收蒸汽由去1.0MPaG蒸汽管网改为放空，逐步减少T-204塔回流。降温过程中必要时逐个关闭F-101火咀。f.当F-101炉膛温度低于200℃时熄火，使其自然通风降温。当F-101出口温度低于90℃后热载体改经E-123冷却降温，直到V-108罐现场温度计指示低于40℃后停P-118。T-204塔停工后塔内及回流罐中残存液体排往V-119。g.当脱氢部分反应器停进乙苯并开始进行蒸汽吹扫时，F-104以20℃/h的速度降温，并缓慢减少塔顶回流量。E-210产生的回收蒸汽逐步由并入0.3MPaG蒸汽管网改为排大气，改线过程中要保持蒸汽管网压力稳定。h.当F-104炉膛温度低于220℃后熄火和停C-102焖炉降温，当T-203釜温低于50℃时停P-205。j.T-203塔停工后塔内及回流罐中残液排往V-119。k.V-119中物料最终经P-120排往罐区烃化液罐。烃化岗位操作法本岗位任务及责任范围本岗位负责PSA装置及苯乙烯装置烃化部分的开停工和正常运行，负责热载体系统的开停工和正常运行，负责罐区烃化液罐的收送料操作，负责密闭排放罐V-119的操作，负责烃化催化剂的再生操作和燃料气系统的操作。本岗位的内操在中控室内通过DCS控制系统负责进行PSA装置及苯乙烯装置烃化部分的开停工操作及正常运行时的监控和工艺参数的调整工作，并在各种不正常或事故状态下使所负责的装置和工艺过程恢复正常运行或安全停工。本岗位的外操在装置开停工时由班长领导与其它岗位的外操一道负责完成开停工过程中的现场操作，并负责所管辖的装置及工艺设备的现场巡检和备用设备的切换操作。开工步骤引燃料气本装置引燃料气有两种情况，一是PSA部分已经开工运行，其解吸气即是本装置的燃料气；二是PSA部分未开工，需要引进催化干气作为本装置的燃料气。引燃料气的步骤如下：a.转好燃料气分液罐(V-114)进出料流程；b.FRQ-1001、FRQ-1002及PIC-1001投用；c.根据进料的两种不同情况，用不同的方法引进燃料气。PSA已经开工时：手动打开XV-1001和XV-1010，PIC-1001全开。然后在现场缓慢打开GB-002出口进燃料气分液罐(V-114)阀门，同时逐渐关闭GB-002出口直接去厂区燃料气管网阀门。最后将PIC-1001投自控。PSA未开工时：转好催化干气分液罐(V-101)进料流程，注意在烃化反应部分投干气前FQ-1100的端阀和旁路阀应关闭。PIC-1001投自控，手动打开XV-1004，缓慢打开催化干气进装置阀门。d.当烃化部分有烃化尾气产生时，在保证V-114燃料气压力稳定的前提下，逐步关闭XV-1004。PSA装置开工正常开工步骤PSA装置开工前应进行气密试验和真空试验，然后后进行系统置换，合格后将系统压力降至微正压再按下列步骤开工。a.转好流程，投用相关仪表（在线分析仪暂不投用）。b.手动全开FC-008，GB-002暖机开车，先控制转速在7600rpm，以后根据需要升速。c.在DCS的液压系统操作画面上，“MAN”状态下点动液压系统的“START”运行按钮(A.B两泵任选一台)，将液压系统投入运行。待液压系统压力应升至4.0～5.0MPaG后，将手/自动按钮“MAN/AUTO”设为“AUTO”状态。d.在DCS操作画面上，将预处理系统和VPSA系统的手自动按钮“MAN/AUTO”设为“MAN”状态，然后依次点动预处理系统和VPSA系统的“START”按钮，使系统开始空运行。e.打开真空泵进出口阀和入口旁路阀，启动真空泵系统。f.缓慢打开原料气进口阀，通过原料气流量调节阀FICR-001逐渐向系统内投料，投料速度不宜过快，应保持在每分钟吸附塔压力上升0.1MPa左右。如果是以烃化尾气为原料气，操作要缓慢进行，同时要进行V-114燃料气切换操作，保证苯乙烯装置燃料气供应平稳。适时调整FC-008，防止真空泵出口憋压。g.在DCS上将产品氢放空回路PIC-012设定为自动状态，设定值为0.45MPa，将开车初期不合格的产品氢放入燃气管网。h.当运行一段时间VPSA出口氢气纯度大于98%后投用在线分析仪表。i.当产品氢气的氧含量小于100ppm、CO+CO2含量小于30ppm后，打开氢压机入口截止阀和产品氢去燃料气管网阀门，启动氢气压缩机，手动打开XV-040。氢气压缩机运行平稳后将产品氢缓慢改为去加氢车间。j.调整原料气进料量、FC-008开度及GB-002转速，使装置进入满负荷运行状态。k.系统转入正常运行后，将预处理和VPSA部分的“MAN/AUTO”按钮设到“AUTO”状态。此时，自动联锁功能投入运行。热载体的准备热载体的充装：本装置热载体罐(V-108)的有效容积为70m3，罐外热载体循环所占的容积为86m3，考虑热膨胀因素后热载体的总装填量为95吨。充装前热载体系统应用空气做0.2MPa的气密试验，确认系统没有泄漏点。充装采用连续补充充装法，即先向热载体罐(V-108)充装95%液面的热载体，然后启动热载体泵(P-118)将罐内的热载体送往罐外热载体系统，同时向罐内继续补充剩余的热载体，补充完后停热载体泵。热载体循环：a.转好热载体正常运行流程。b.投用热载体系统所有仪表。c.PIC-1208投自控。d.启动热载体泵(P-118)，手动调节PIC-1209，使FR-1212流量在750m3/h后进行热载体加热炉(F-101)点火升温操作。如果是装置首次开工，或是热载体系统经检修及水运转后，由于热载体系统有水，还需要进行脱水。脱水步骤如下：a.转好热载体加热炉(F-101)点火升温流程。b.加热炉(F-101)点火升温，用FRC-1211控制燃料气量，保证热载体升温速度不超过10℃/h。c.当热载体温度达到90℃时，每隔半小时小心打开热