安庆实习报告

毕业实习汇报学院名称化学工程学院专业（班级）姓名（学号）指导教师王百年、张大伟、王忠兵徐超、王莉、刘昆实习地点中国石化安庆分企业实习时间3月7日--3月15日目录TOC\o"1-4"\h\u95231中国石化安庆分企业概况 1307941.1安庆石化概况 1303521.2安庆石化发展历史 1243361.2.1现实状况 2240071.2.2建厂 2210981.2.3发展 255902实习各工段内容 5195902.1腈纶部 5140312.1.1工艺原理 5228742.1.2工艺流程 6266772.1.3重要设备简介 6184652.2乙苯及苯乙烯工段 8294592.2.1工艺原理 8397乙苯 86622苯乙烯 828832工艺原理 1031772.2.2工艺流程 126996乙苯 1216496苯乙烯 15126622.2.3重要设备简介 20316222.3延迟焦化工段 20192952.3.1工艺原理 203632.3.2工艺流程 2180482.3.3重要设备简介 23128192.4加氢工段 24277762.4.1工艺原理 24319752.4.2工艺流程 2422012.4.3重要设备简介 25314922.5催化裂解工段 26160512.5.1工艺原理 2620614催化裂解 2615195催化裂化与催化裂解的区别 27136052.5.2工艺流程 2718842.5.3重要设备简介 29180872.6常减压蒸馏 29186622.6.1工艺原理 2971572.6.2工艺流程 2917432.6.3重要设备简介 3015003个人感受及改善意见 32181344附录 3347921、腈纶工段流程图 34263892、乙苯-苯乙烯工段流程图 35216633、延迟焦化工段流程图 36215194、加氢工段流程图 3796725、催化裂解工段流程图 3820306、常减压蒸馏工段流程图 391中国石化安庆分企业概况1.1安庆石化概况中国石油化工股份有限企业安庆分企业坐落在安徽省安庆市西北郊，地处长江下游的北岸，占地面积7平方公里。依托航空、长江黄金水道、京九铁路干线和高度发达的高速公路网，这里水、陆、空交通四通八达，便利的交通为安庆分企业的发展提供了有利的条件。安庆分企业的前身为安徽炼油厂，1983年7月1日划归原中国石油化工总企业，改称中国石油化工总企业安庆石油化工总厂，后更名为中国石化安庆石油化工总厂，1998年11月又更名为中国石化集团安庆石油化工总厂。2月28日，为了适应中国石化股份企业上市的需要，在中国石化集团企业的统一布署下，原安庆石化总厂正式重组为中国石化集团安庆石油化工总厂（存续部分）和中国石油化工股份有限企业安庆分企业（上市部分），并从4月1日起正式分立运行。7月18日将安庆石化总厂体制转换成中国石化集团资产经营管理有限企业安庆分企业。安庆分企业目前拥有的重要生产装置及能力为：年加工原油550万吨/年的常减压装置、年加工能力140万吨/年的催化裂化妆置、70万吨/年催化裂解装置、150万吨/年延迟焦化妆置、160万吨/年加氢精制装置、22万吨/年催化重整装置、3万吨/年聚丙烯装置；日处理煤吨，每小时产出有效气（CO＋H2）14.2万m3的壳牌粉煤气化妆置；33万吨/年的合成氨装置、58万吨/年的尿素装置；8万吨/年的丙烯腈装置、7万吨/年的腈纶装置等；拥有50万吨/年的化肥装船码头、20万吨/年的液态烃码头以及全长13公里的厂内铁路专用线和一种工业编组站。重要产品有以“双环”牌为主的化肥、油品系列，以“双铃”牌为主的化工系列和以“黄山”牌为主的腈纶系列等各类优质产品40余种，其中15种产品获省优、部优称号，部分产品出口美国、日本、法国、澳大利亚、越南、韩国等国家。6月，“双环”和“黄山”两个品牌，被中国企业品牌推进委员会审定授予“中国著名品牌”称号。尤其以来，安庆石化先后荣获了“全国守协议重信用企业”、“全国厂务公开民主管理先进单位”、“全国职业卫生示范企业”、“安徽省文明单位”、“安徽省质量先进集体”、“安徽省十五发展创新工程先进集体单位”等称号。伴随化肥原料“油改煤”项目、6#燃煤锅炉的建成投用，10万吨/年乙苯－苯乙烯、13万吨/年丙烯腈扩建、220万吨/年蜡油加氢新建、“安庆—合肥”成品油管线等重点工程项目的相继启动和实行，以及估计投资100亿元的800万吨/年原油加工非乙烯炼化一体化项目的大力推进，企业将深入“做特、做优、做大、做强”。面对新的形势，安庆分企业将按照中国石化总部的统一布署，以党的十七大精神为指导，全面贯彻科学发展观，走质量效益型和人与环境友好发展的道路，延长产业链，增强竞争力，实现企业发展史上新一轮腾飞。1.2安庆石化发展历史1.2.1现实状况近四十年来，在中国石化的直接领导下，在安徽省委、省政府及安庆市委、市政府的大力支持下，安庆石化励精图治，创新发展，走过了从无到有、不停壮大的发展历程，现已成为中国石化在沿江中上游炼化企业当中唯一一家集炼油、化肥、化纤、发电四位一体的特大型联合生产企业，固定资产总额超百亿元，年销售收入超200亿元，合计上缴国家和地方税金超过127亿元。6月24日，安庆石化800万吨/年炼化一体化油品质量升级改扩建项目经中国石化和安徽省联合会签上报国家发改委审批。这意味着安徽省政府和中国石化集团企业里程碑式的战略合作又掀开了新的一页，同步也意味着安庆石化在科学发展的道路上又迈出了一大步。1.2.2建厂1970年9月，经毛主席、周总理亲自同意，中央决定在安徽省建造一座年加工原油250万吨的炼油厂，并对应配套生产部分化工产品。安徽省革委会通过多方论证，决定将这项工程放在安庆专区怀宁县山口镇，并列入1971年国家基本建设计划项目。由于当时国家正处在“备战备荒”的特殊时期，工程建设按照“靠山、隐蔽、分散”的原则，厂址选在离目前厂区20多公里外的怀宁县山口镇。从1970年下六个月至1972年年终，工程在山区整整干了30个月，进展缓慢，用去投资多万元。后来因交通等问题，工程实在建不下去，才从山区迁出。1973年3月，国家计委、建委、燃化部联合发文，把国家准备引进的十三套大化肥中的一套作为炼油配套工程，放在安庆建设，同步决定将厂址由本来的怀宁县山口镇内调整到安庆市“九里十八湾”地区。为早日实现投产，广大建设者在创业极为艰苦、物质极为匮乏的艰苦条件下，搬掉了7座山头，填平了30多口水塘，安装多种大型设备3800多台、仪表6000余个，铺设多种管线56万米，吊装多种塔器罐9l座，建筑大小码头7座。1974年7月10日，安庆石化破土动工！1975年2月6日，安徽省革委会决定将“安庆石油化工厂”改为“安庆石油化工总厂”。从破土动工到所有建成投产的4年零5个月时间里，安庆石化除建成炼油、化肥、热电、机修等重要生产厂外，尚有油品中转站、可供数百万人口生活饮用的供水场、可停靠万吨巨轮的油港码头、污水处理场、总长310公里的多种工艺管线以及职工生活区、学校、医院等一批工程和生活设施也都相继建成！1976年11月，第一轮原油驶进了安庆港。安庆石油化工总厂的投产，结束了安徽省没有石油化工的历史！1982年5月30日，安庆石油化工总厂通过国家验收，由试生产转为正式生产，正式加入了国家大型企业行列。1.2.3发展为了使企业发展有后劲，安庆石化人再次吹响了“2348行动”的号角。历史不会忘掉，1995年安庆石化创业史上风生水起、流光溢彩的“动工年”。2月，年加工量100万吨原油的炼油厂二套常减压装置一次投料试车成功；3月，当时世界最大的年加工量40万吨催化裂解联合装置一次投料试车成功；4月，年产5万吨丙烯腈装置一次投料试车成功；8月，5万吨腈纶装置一次投料试车成功。从此，安庆石化集炼油、化肥、化纤、发电四位一体的大格局正式形成！2月，按照中国石化集团企业的统一布署，安庆石化总厂重组为上市和非上市两部分，并从当年4月1日正式分立运行。重组上市之初，装置规模小、盈利能力差、人员包袱重。为走出困境，安庆石化坚决提出新时期的发展方向：“做精、做优、做特、做强，争当沿江中上游炼化企业排头兵”。与此同步，此前所未有的力度进行了大刀阔斧的战略性改革。

“这些年来，每每重温安庆石化进入新世纪的发展道路，我们一直坚持的最重要一条是，要按科学规律办事，越想加速发展，越规定真务实。”安庆石化总经理余夕志的语气异常坚决。

改革，实现发展的转型。早在1979年，安庆石化就及时引进了“承包责任制”。1982年，安庆石化打破了“原料等靠要，产品靠包销”的局面，率先探索出加工国贸价原油自主经营、自负盈亏的新路子。1984年，实行了厂长负责制。，安庆石化在沿江企业率先实行扁平化管理，一举打破了延续近30年的“三级管理模式”；加紧推进主辅分离改制分流、移交企业办社会职能等。截至初，企业在岗职工总数从“十五”初12778人减至5709人，机关定员由607人减至365人，在职处、科干由1068人精简到466人。通过深化改革，企业初步建立了适应市场竞争的体制机制。

创新，激发发展的活力。，安庆石化通过对世界顶尖的煤化工技术———壳牌粉煤气化技术的消化吸取、自主创新，对化肥原料实行“油改煤”改造。此工程的建成投产，被誉为“中国石化应用煤气化技术的一座里程碑”。安庆石化参与开发的DMMC-1新一代催化裂解催化剂工业应用项目，获得集团企业科技进步一等奖。近年来，安庆石化实行100万元以上的技改项目80余项，目前已拥有各类生产装置69套，年原油一次加工能力550万吨、二次综合加工能力500万吨，日处理煤炭能力吨，每小时制氧能力48200立方米（标）、发电能力20万千瓦时，并形成了以“双环”、“双铃”、“黄山”牌为主的油品、化工、化纤三大品牌系列产品40余种。

管理，刷新发展的模式。安庆石化努力打造传承和创新相结合的精细管理新模式，先后实行一体化管理、内控制度、全面预算等现代管理手段；建立以ERP为龙头的多层次信息控制体系；形成经营分析、生产优化、降本增效、专业技术攻关的“四个机制”……“三基”管理成绩斐然，在近年来总部“三基”工作表扬会上，安庆石化毫无逊色地与镇海、燕山、茂名这些大企业一起站在了领奖台上。装置运行实现了由“两年一修”到“三年一修”的跨越；“十一五”以来合计挖潜增效12.73亿元；各项经济技术指标大幅提高，与“十五”初相比，炼油综合能耗下降25.51个单位，在同等规模企业中排名第一；丙烯腈综合能耗下降129.57个单位，处在国内先进水平；吨油利润、吨油完全费用在同等规模企业排名第一；炼油板块盈利能力进入亚太地区领先群组行列。

绿色，提高发展的理念。“企业发展决不能以牺牲资源和环境为代价，必须走资源节省型、环境友好型、科技创新型的新型工业化路子。”这是安庆石化人的共识，也是承诺！安庆石化先后投入资金10多亿元用于废水、废气、废渣等“三废”处理，实现了达标排放。与此同步，还积极优化、改善工艺，开展技术攻关与创新。硫磺、电煤干灰回收装置等环境保护设施的建设，变废为宝；炼油低温热改造工艺的实行，被誉为循环经济的典范。与“十五”初相比，安庆石化每年节能量达19万吨原则煤。作为安徽省最大的中央直属企业、唯一的石油化工企业，安庆石化先后为年产26万吨氰化钠的曙光集团企业、年产10万吨二氧化碳的凯美特企业、大观工业园区等市属骨干企业的建设提供原料和技术支持，此举既延伸了产业链条，减少了生产成本，又合理运用了资源，从源头处理了环境污染问题。

友好，营造发展的气氛。“推进企业发展、服务职工群众”，安庆石化党建工作一直坚持“体制上适应、机制上创新、措施上改善”的总体思绪、“基础在一线、稳定在一线、保证在一线”的工作理念、“重在打基础，实践先进性，增强凝聚力”的工作准则，着力建设党建和思想政治工作“1153”工作体系，受到了国资委和中国石化集团企业党组的肯定，并被评为“全国厂务公开、民主管理先进单位”。安庆石化一直把建设优秀的企业文化作为重要载体，用新时期“凝心聚力、开拓创新、事争第一”的企业精神鼓舞广大职工，为企业发展注入强大动力。建立“职工大病医疗互助金”和“职工扶贫帮困金”，开展职工生日祝愿、全员健康普检，规范化操作室建设……安庆石化友好发展的脚步一刻也没有停歇过！安庆石化还积极参与爱心助学、对口扶贫、向灾区捐款等活动，先后共捐款近四百万元，努力营造社会的大友好。

在加紧发展的进程中，安庆石化勇担重任，以自己的实际行动忠实履行着国有大企业的经济责任、政治责任和社会责任，全面提高安全稳定、经济效益及友好发展三大业绩。面对“十一五”以来的政策性亏损，安庆石化坚持讲政治、顾大局、守纪律，精心组织炼油装置高负荷生产，有力地保证了抗雪保运、抗震救灾期间周围成品油市场的稳定供应。“没有国家中部崛起的战略决策，没有中国石化与安徽省新里程碑般的战略合作，就没有安庆石化今天的好局面；而科学发展观的贯彻，如同和风，给安庆石化带来了健康发展的春天。”安庆石化党委书记叶健宁深有感触地说。

后来，中国石化集团企业总经理苏树林亲临安徽省，代表中国石化与安徽省签订了《战略合作协议》，双方一致同意在安庆石化实行炼化一体化项目，形成800万吨/年炼油综合加工能力，提高成品油质量、调整产品构造、实现规模效益，并坚持石油化工和煤化工相结合，延伸产业链，走出一条具有安庆石化特色的炼化一体化道路。目前，国家发改委又将安庆石化的油品质量升级改扩建项目列入《石化产业调整和振兴规划》石化技术改造专题并开展项目前期工作。这为安庆石化新一轮的科学有效发展提供了重要机遇。近几年，安徽省大力实行东向发展战略，“泛长三角”区域经济的崛起，又将为安庆石化提供广阔的周围市场和高速增长的产品需求。

决胜在未来，增长看后劲。今年，安庆石化积极应对全球金融危机的挑战，科学组织生产经营，提出了保证整年挖潜增效3亿元、力争4亿元，关键指标处在总部炼化企业第一方阵的目的，力争实现安庆石化建厂35年来的最大盈利。同步，安庆石化正以800万吨/年炼化一体化项目为契机，通过建设13万吨/年丙烯腈、25万吨/年丁辛醇等化工装置，实现产业链有效延伸，有效整合区域的资源和市场优势，在皖西南形成以安庆石化为关键的石化产业集群。

在油品质量升级改扩建项目中，安庆石化还将按照“以新代老”的原则，采用前加氢等国际上先进技术，最大程度地处理环境保护欠帐和遗留问题，全面提高清洁生产水平。要保证项目建成后，炼油排水量由目前的250吨/小时减少到209吨/小时，吨油排水量由0.50吨减少到0.22吨；全厂二氧化硫排放量由9447吨/年减少到4950吨/年，用行动来实现企业的安全发展，清洁发展，全面协调可持续发展。

“大鹏一日同风起，扶摇直上九万里”。经历了35年创业历程的安庆石化，宏图绘就，大业在望。站在了一种新起点上，安庆石化人将循着科学发展的思绪，乘着中部崛起的春风，迈开矫健的脚步，开始新的跨越。2实习各工段内容2.1腈纶部2.1.1工艺原理丙烯腈是合成纤维，合成橡胶和合成树脂的重要单体。由丙烯腈制得聚丙烯腈纤维即腈纶，其性能极似羊毛，因此也叫合成羊毛。丙烯腈与丁二烯共聚可制得丁腈橡胶，具有良好的耐油性，耐寒性，耐磨性，和电绝缘性能，并且在大多数化学溶剂，阳光和热作用下，性能比较稳定。丙烯腈与丁二烯、苯乙烯共聚制得ABS树脂，具有质轻、耐寒、抗冲击性能很好等长处。丙烯腈水解可制得丙烯酰胺和丙烯酸及其酯类。它们是重要的有机化工原料，丙烯腈还可电解加氢偶联制得己二腈，由己二腈加氢又可制得己二胺，己二胺是尼龙66原料。可制造抗水剂和胶粘剂等，也用于其他有机合成和医药工业中，并用作谷类熏蒸剂等。此外，该品也是一种非质子型极性溶剂、作为油田泥浆助剂PAC142原料。由丙烯腈制得的腈纶纤维有人造羊毛之称。具有柔软、膨松、易染、色泽鲜艳、耐光、抗菌、不怕虫蛀等长处，根据不一样的用途的规定可纯纺或与天然纤维混纺，其纺织品被广泛地用于服装、装饰、产业等领域。腈纶的生产先由丙烯腈聚合制备原液，再进行过滤脱泡等进行纺丝，初生纤维还要通过冷牵伸、热牵伸和卷曲等工序处理才能切割打包得到产品。聚丙烯腈共聚物的持续水相沉淀聚合生产工艺重要长处是可采用水溶性氧化-还原引起体系引起，使聚合在30～50℃之间甚至更低温度下进行，所得产物色泽较白；反应热轻易移出，便于控制聚合温度，产物相对分子质量分布较窄；聚合速度快，粒子大小均一，聚合转化率比较高，聚合物含水率低，浆液易于处理，对纺丝溶剂-硫氰酸钠浓水溶液纯度的规定低于一步法，回收工序简朴。经一步法制得的纺丝原液具有未反应的单体、气泡和少许的机械杂质，必须加以清除。为保证纺丝原液的质量均一性，还必须进行混合，故纺丝原液的制备包括脱单体、混合、脱泡、调温和过滤等环节，才能制得符合工艺规定的纺丝原液。在纺丝过程中将聚合工段送来的经脱泡、过滤后的纺丝原液经计量泵压入烛形过滤器至喷头，以5～10m/s的纺丝速度喷出纺丝细流，在凝固溶中凝固成形。初生的丝条再经预热溶深入凝固脱水，并予以合适的拉伸后，於蒸汽加热下进行高倍率拉伸。拉伸后的纤维再经水洗、上油、干燥、热定型、卷曲等工序制得聚丙烯腈纤维。2.1.2工艺流程图2-1丙烯腈聚合工艺流程图2-2原液制备系统流程图2-3纺丝工艺流程2.1.3重要设备简介1,聚合反应釜及装置图2-4聚合流程图聚合釜的条件：温度60±0.5oC，pH=2.0-3.0，反应时间47-48min。AN、VA、RM、CAT、BME、WDEA、MAS→进入反应釜﹙搅拌﹚→混合器←RW、NaOH2,脱单塔图2-5脱单装置脱单的目的：增长接触面积，延长物料的停留时间。2％聚丙烯腈→脱单塔→部分冷凝器→真空冷凝器→分层器→单体吸取槽→回收单体。塔底通入蒸汽，二楼进料。脱单塔具有填料，填料的作用∶则加接触面积，延长停留时间。3,水洗装置：图2-6水洗装置20％PAN→水洗工料罐→转筒分离机→浆化槽→储料罐→匀浆泵→原液目的：去掉无机盐、单体等。4,脱水浆化妆置图2-7脱水浆化妆置加入56%、60oC的NaSCN和NaHSO3，消耗氧气，加入TBP，除去泡沫。2.2乙苯及苯乙烯工段2.2.1工艺原理乙苯乙苯（ethylbenzene）一种芳烃，存在于煤焦油和某些柴油中。易燃，其蒸气与空气可形成爆炸性混合物。遇明火、高热或与氧化剂接触，有引起燃烧爆炸的危险。它是一种芳香族的有机化合物，重要用于生产苯乙烯，进而生产苯乙烯均聚物以及以苯乙烯为重要成分的共聚物（ABS，AS等）。乙苯少许用于有机合成工业，例如生产苯乙酮、乙基蒽醌、对硝基苯乙酮、甲基苯基甲酮等中间体。在医药上用作合霉素和氯霉素的中间体。也用于香料。此外，还可作溶剂使用。本品对皮肤、粘膜有较强刺激性，高浓度有麻醉作用。急性中毒：轻度中毒有头晕、头痛、恶心、呕吐、步态蹒跚、轻度意识障碍及眼和上呼吸道刺激症状。重者发生昏迷、抽搐、血压下降及呼吸循环衰竭。可有肝损害。直接吸入本品液体可致化学性肺炎和肺水肿。慢性影响：眼及上呼吸道刺激症状、神经衰弱综合征。皮肤出现粘糙、皲裂、脱皮。使用时应当注意防患。苯乙烯苯乙烯也是芳烃的一种。分子式C8H8，构造简式C6H5CH=CH2存在于苏合香脂（一种天然香料）中。无色、有特殊香气的油状液体。熔点－30.6℃，沸点145.2℃，相对密度0.9060(20/4℃)，折光率1.5469，黏度0.762cP（68°F）。不溶于水(<1%)，能与乙醇、乙醚等有机溶剂混溶。苯乙烯在室温下即能缓慢聚合，要加阻聚剂[对苯二酚或叔丁基邻苯二酚(0．0002%～0．002%)作稳定剂，以延缓其聚合]才能贮存。苯乙烯自聚生成聚苯乙烯树脂，它还能与其他的不饱和化合物共聚，生成合成橡胶和树脂等多种产物。例如，丁苯橡胶是丁二烯和苯乙烯的共聚物；ABS树脂是丙烯腈（A）、丁二烯（B）和苯乙烯(S)的共聚物；离子互换树脂的原料是苯乙烯和少许1，4-二(乙烯基)苯的共聚物。苯乙烯还可以发生烯烃所特有的加成反应。在工业上，苯乙烯可由乙苯催化去氢制得。试验室可以用加热肉桂酸的措施得到。表2-1乙苯物性参数中文名称乙苯相对蒸气密度(空气=1)3.66英文名称ethylbenzene饱和蒸气压(kPa)1.33(25.9℃)CAS100-41-4临界温度(℃)343.1EINECS202-849-4临界压力(MPa)3.7分子式C8H10辛醇/水分派系数的对数值3.15构造简式C6H5-CH2-CH3闪点(℃)15分子量106.16引燃温度(℃)432外观与性状无色液体，有芳香气味爆炸上限%(V/V)6.7熔点(℃)-94.9爆炸下限%(V/V)1沸点(℃)136.2溶解性不溶于水，可混溶于乙醇、醚等多数有机溶剂相对密度(水=1)0.87上游原料:苯、苯、乙烯。下游产品:β-苯乙醇、氧化苯乙烯、丙烯酸树脂、丙烯酸树脂乳液、丙烯酸改性树脂、热塑性丙烯酸树脂、纯丙乳液、甲基丙烯酸甲酯-苯乙烯共聚物(372型)、甲基丙烯酸-苯乙烯共聚树脂、甲基丙烯酸甲酯-丁二烯-苯乙烯共聚物、甲基丙烯酸甲酯-丙烯腈-苯乙烯共聚物(MAS-711)、苯乙烯-甲基丙烯酸甲酯共聚模。表2-2苯乙烯物性参数中文名称苯乙烯沸点145℃英文名称phenylethylene凝固点-30.6℃技术阐明书编码236折射率1.5467CAS100-42-5闪点31.11℃EINECS202-851-5溶解性不溶于水，溶于乙醇及乙醚分子式C8H8饱和蒸气压(kPa)1.33(30.8℃)分子量104.14燃烧热(kJ/mol)4376.9熔点-31℃临界温度(℃)369相对密度0.902g/cm3临界压力(MPa)3.81溶解性0.3g/L(20℃)辛醇/水分派系数的对数值3.2性状无色油状液体，有芳香气味爆炸上限（下限）%(V/V)6.1（1.1）苯乙烯的保留。苯乙烯中重要的阻聚剂是对苯二酚，可以通过减压蒸馏除去。先用10%NaOH洗一到两次，再用水洗直至检测到水为中性，用无水硫酸镁干燥一夜，过滤后来再减压蒸馏。用水泵一直抽，温度大概为68-70℃。纯的苯乙烯是无色液体，假如聚了会变成淡黄色，并且液体黏度也会变大，因此需要低温保留。健康危害：对眼和上呼吸道粘膜有刺激和麻醉作用。急性中毒：高浓度时，立即引起眼及上呼吸道粘膜的刺激，出现眼痛、流泪、流涕、喷嚏、咽痛、咳嗽等，继之头痛、头晕、恶心、呕吐、全身乏力等；严重者可有眩晕、步态蹒跚。眼部受苯乙烯液体污染时，可致灼伤。慢性影响：常见神经衰弱综合征，有头痛、乏力、恶心、食欲减退、腹胀、忧郁、健忘、指颤等。对呼吸道有刺激作用，长期接触有时引起阻塞性肺部病变。皮肤粗糙、皲裂和增厚。工艺原理1，乙苯（1）催化干气预处理部分乙苯烃化催化剂最怕碱性物质，会导致催化剂失活。而催化干气多采用乙醇胺等碱性物质脱硫技术脱除硫化氢，因此为了防止碱性物质进入烃化反应系统，催化干气首先要通过水洗。干气中的丙烯会与苯生成丙苯，同步会增长甲苯的生成量，导致苯耗上升增长产品成本，因此需要通过吸取的措施尽量减少干气中丙烯的含量。（2）烃化及反烃化部分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，不过在反应条件下，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。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，并到达稳态浓度。

（3）分离部分自反应部分来的烃化产物是苯、乙苯、多乙苯、丙苯、非芳等构成的混合物。尾气吸取塔用多乙苯作为吸取剂吸取掉烃化尾气中的重组分，轻组分送出装置。吸取塔底的重组分与反烃化产物进入循环苯塔，将其中的苯回收，返回到烃化反应器和反烃化反应器。非芳塔的作用是从循环苯中的脱除轻非芳烃和低沸点化合物，以防积累，同步回收不凝气中的苯，减少苯耗。乙苯精馏塔的重要任务就是使乙苯产品到达苯乙烯装置所规定的工艺指标，乙苯产品的质量将决定苯乙烯的质量，尤其是其中二乙苯的含量不能超过10ppm（wt），以防止在苯乙烯单元中形成难溶的聚合物。为了减少苯乙烯中α－甲基苯乙烯的含量，设置丙苯塔，以脱除丙苯的同系物。多乙苯塔将反应产物中的二乙苯、三乙苯回收，送到反烃化反应器，与苯反应生成乙苯。为了充足地回收热量，在循环苯塔、乙苯精馏塔、丙苯塔顶设置蒸汽发生器，产生0.21MPa蒸汽。

（4）载热部分热载体即导热油，通过热载体加热炉加热后为丙烯解吸塔、反烃化反应器、多乙苯塔提供热源。载体可以循环运用。2，苯乙烯（1）脱氢反应部分乙苯在催化剂的作用和620℃、75～90kPa的条件下发生脱氢反应，化学方程式如下：

C6H5C2H5→C6H5C2H3+H2反应是可逆吸热反应，反应产物分子数增长，因此高温负压有助于反应平衡向生成苯乙烯的方向移动。蒸汽作为热量的载体加入反应体系中，同步可以起到提高乙苯转化率和苯乙烯选择性的作用。

重要的副反应是生成苯和甲苯的反应：C6H5C2H5→C6H6+C2H4

C6H5C2H5+H2→C6H5CH3+CH4在脱氢反应条件下上述的副反应是不可逆的，一般采用控制乙苯总转化率的措施来控制副反应，一般乙苯的总转化率控制在65%，其中第一反应器的乙苯转化率控制在40%为好。

高温下由于烃类物质及氢气和水的存在，会发生积碳和对应的水煤气变换反应，一般可以自动“更新催化剂的表面，克制积碳在可以接受的范围内，不至于影响催化剂的性能。C6H5C2H5=8C+5H2

8C+16H2O=8CO2+16H2

CH4+H2O=CO+3H2

CO+H2O=CO2+H2

CO2+H2=CO+H2O乙苯中二乙苯的存在会生成极易聚合的二乙烯基苯，会导致空冷器、油水分离器及工艺凝液处理系统堵塞，因此应严格控制乙苯中二乙苯的含量在10ppm如下。

乙苯中丙苯的存在会导致生成α-甲基苯乙烯，会影响苯乙烯的质量。乙苯中二甲苯的存在会作为惰性组份影响苯乙烯产品的纯度。

（2）油水分离及凝液回收部分脱氢气中具有不凝组份氢、一氧化碳、二氧化碳、甲烷，不溶于水的苯、甲苯、乙苯、苯乙烯及水。通过冷凝后的液相会提成油水两相，分相的好坏影响苯乙烯精馏的操作和凝液的回收，理想的分相效果是水相中没有烃类物质便于凝液回收，而油相中没有水使得苯乙烯精馏负压操作稳定。分相效果重要受温度的影响，根据实际操作经验，在50℃左右时分相的效果最佳。

在液相中的苯乙烯轻易发生聚合，尤其是当温度超过80℃后聚合速度明显加紧。因此应尽量防止液态的苯乙烯长时间处在超过80℃的环境中。

（3）尾气压缩及吸取部分

脱氢尾气用来作为蒸汽过热炉的燃料，由于其中具有少许苯乙烯，为了防止堵塞管路和烧咀，需要运用溶剂吸取的措施除去所含的苯乙烯，溶剂为乙苯装置的多乙苯。脱氢尾气在压缩过程中温度会上升，这时其中所含的少许苯乙烯会发生聚合，因此采用在尾气压缩机入口的措施保证其出口温度不超过70℃。必要时可以喷入乙苯清洗压缩机中的聚合物。尾气压缩机为双螺杆压缩机。为了保证密封系统正常工作，压缩机需要在靠近正常进出口压力的状态下启动。因此设置了动工喷射泵，动工时先将系统压力降至靠近正常工况，然后启动压缩机，待压缩机正常工作后再逐渐关闭动工喷射泵。需要注意的是尾气压缩机入口压力不能过低，否则会影响空冷器及后冷器的冷凝能力，也许导致压缩机出口液体增长和压缩机排出罐排不及而停机。（4）苯乙烯精馏部分C-401和C-403都是在负压条件下操作的分馏塔，内装金属高效规整填料。它们的负压操作条件分别由液环式真空泵PA-41、PA-43抽吸形成。C-403底的薄膜蒸发器的作用是靠蒸发器中转子的转动带动刮板持续运动使焦油在器壁上形成一层均匀的油膜，通入的蒸汽使油膜中的苯乙烯蒸发出来，重新回到苯乙烯精馏塔，充足回收，提高苯乙烯的产率。为了防止苯乙烯在C-401中聚合，在其进料中注入NSI阻聚剂；为了防止苯乙烯产品在生产和储运过程中聚合，在C-403塔顶气相出料线上和产品出装线上注入TBC阻聚剂。

（5）乙苯回收及苯甲苯分离部分自C-401塔顶来的物料为由乙苯、甲苯、苯和少许苯乙烯构成的混合物，通过乙苯回收塔C-402回收其中的乙苯，并将其返回到脱氢反应系统作为乙苯脱氢的原料。比乙苯沸点低的甲苯和苯进入C-404进行分离，甲苯既可以作为化工原料外卖，也可以送到海南炼化的汽油罐作为汽油产品；苯作为本装置的副产品送到罐区的苯储罐。2.2.2工艺流程乙苯（1）催化干气预处理部分催化干气进装置后进入催化干气水洗罐。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，另一作用是用水将携带的MEA除去。罐内设填料一段，罐底设水洗循环泵，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、催化干气过冷器与丙烯吸取塔塔顶出来的低温催化干气、冷冻水换热，温度降至15℃，从底部进入丙烯吸取塔。吸取剂从丙烯吸取塔顶部进入与催化干气逆向接触，将催化干气中的丙烯绝大部分除去，从丙烯吸取塔顶部出来的催化干气进入催化干气换热器与进塔的催化干气换热回收部分冷量后去反应部分。吸取了丙烯的吸取剂从塔底出来进入贫液－富液换热器与贫液换热后进入解吸塔。图2-8原料预处理部分流程

解吸塔进料进入解吸塔后，塔顶汽相进入解吸塔顶蒸汽发生器冷凝冷却，然后进入解吸塔回流罐，冷凝下来的液体用解吸塔回流泵送至解吸塔顶部，未冷凝的气体从解吸塔回流罐顶部出来后依次进入解吸塔顶冷却器解吸塔顶气过冷器深入冷凝冷却，然后进入解吸塔顶分液罐进行气液分离，冷凝下来的液体用解吸塔顶凝液泵送入解吸塔回流罐，未冷凝的气体出装置。解吸塔塔底物料用吸取剂循环泵（P-102A/B/C）加压后依次通过贫液－富液换热器、贫液过冷器冷却，返回丙烯吸取塔塔顶循环使用。解吸塔蒸汽发生器产0.21Mpa蒸汽，解吸塔底重沸器热源为热载体。（2）烃化及反烃化部分脱除丙烯后的催化干气分四路进入烃化反应器。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，最终经循环苯加热炉加热至340～360℃后，进入烃化反应器顶部。烃化反应器操作条件为：温度320～340℃，压力0.8MPa，苯：乙烯分子比6～7，乙烯重量空速为0.4～0.5h-1。从烃化反应器出来反应产物首先进入反应产物－循环苯换热器（二），再进入反应产物－循环苯换热器（一）与烃化反应用循环苯换热。从分离部分来循环苯进入循环苯罐后，用循环苯泵抽出后分为两路，一路为烃化反应用苯，另一路为反烃化用苯。烃化反应用循环苯先依次通过新鲜苯－循环苯换热器与新鲜苯换热，然后经反应产物－循环苯换热器（二）、反应产物－循环苯换热器（一）换热并汽化至250℃，进入循环苯加热炉。反应产物被冷却至159℃，然后进入反应产物－苯塔进料换热器与苯塔进料换热被冷却至127℃，换热后被冷凝下来的液体用反应产物中间凝液泵抽出，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用循环水冷却至40℃，被冷凝下来的液体，自流至分离部分的烃化尾气吸取塔底部，未冷凝的气体最终进入反应产物冷却器用冷冻水冷凝冷却至15℃，最终自流至分离部分的尾气吸取塔底部。烃化反应器设两台，一开一备。

从分离部分来的反烃化料与从分离部分来的反烃化用苯进入反烃化反应进料罐，混合后用反烃化反应进料泵升压至4.0MPa，然后进入反烃化反应进料加热器用热载体加热至反应所需温度，最终进入反烃化反应器底部，反烃化反应器操作条件为：温度260℃，压力3.9MPa，苯：反烃化料重量比6～8，反烃化料重量空速1～1.5h-1。从反烃化反应器顶部出来的反烃化反应产物降压后进入分离部分的循环苯塔。反烃化反应器设一台。图2-9反应部分流程

烃化催化剂、反烃化催化剂均采用器外再生。烃化催化剂、反烃化催化剂在动工前需要进行活化，活化介质为氮气或净化压缩空气，采用电加热器加热氮气或净化压缩空气。

（3）分离部分自反应产物过冷器来的反应产物进入尾气吸取塔底部，在0.575Mpa压力下闪蒸，闪蒸汽相与自上而下的吸取剂逆向接触，将汽相中绝大部分苯及重组分吸取下来后，尾气自塔顶出装置。闪蒸液相、吸取剂及吸取下来的苯等重组分、反应产物冷凝冷却器壳侧凝液等液体混合后，自塔底经吸取塔底泵压送至反应产物－苯塔进料换热器，加热至127℃后，与该换热器壳侧凝液混合后进入循环苯塔。

循环苯塔共有三股进料，一股是从反应产物－苯塔进料换热器过来的物料，一股是反烃化反应产物，一股是新鲜苯。三股物料在不一样位置进入循环苯塔后，苯及不凝气从塔顶蒸出进入循环苯塔顶蒸汽发生器和循环苯塔顶后冷器冷凝冷却后进入循环苯塔回流罐凝液所有经由循环苯塔回流泵打入塔顶作为回流，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作为脱非芳塔进料。循环苯塔侧线抽出循环苯，用循环苯塔侧线抽出泵送至循环苯罐供反应部分用苯。塔底物料自压至乙苯精馏塔。循环苯塔顶蒸汽发生器产0.21MPa蒸汽，循环苯塔顶后冷器产120℃热水，循环苯塔重沸器热源为3.5MPa蒸汽。

脱非芳塔进料从底部进入脱非芳塔，脱非芳塔塔顶气体经脱非芳塔顶冷凝冷却器和脱非芳塔顶后冷器冷凝冷却，然后进入脱非芳塔回流罐进行气液分离，不凝气从脱非芳塔回流罐顶出来进入燃料气分液罐，液体用脱非芳塔回流泵送至脱非芳塔顶部作为脱非芳塔回流。脱非芳塔塔底物流用脱非芳塔底泵送至循环苯塔或循环苯罐。脱非芳塔内置重沸器热源采用1.0MPa蒸汽。图2-10分离部分流程

乙苯精馏塔进料进入乙苯精馏塔后，乙苯从塔顶蒸出，进入乙苯精馏塔顶蒸汽发生器冷凝，冷凝液进入乙苯精馏塔回流罐，经乙苯精馏塔回流泵加压后，一部分打入塔顶作为回流，另一部分经乙苯产品冷却器冷却至40℃后送至乙苯产品罐，然后用乙苯产品泵送出装置，合格乙苯送至罐区乙苯罐，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加压后分为两路：一路作为丙苯塔进料送至丙苯塔，另一路作为尾气吸取塔的循环吸取剂依次经循环吸取剂－反烃化料换热器、循环吸取剂冷却器、循环吸取剂过冷器冷却至15℃进入尾气吸取塔塔顶。乙苯精馏塔塔顶蒸汽发生器产0.21MPa蒸汽，乙苯精馏塔底重沸器的热源为3.5MPa蒸汽。

丙苯塔进料进入丙苯塔，丙苯从塔顶蒸出，进入丙苯塔顶蒸汽发生器冷凝，冷凝液进入丙苯塔回流罐，然后经丙苯塔回流泵加压后分为两路，一部分打入塔顶作为回流，另一部分由丙苯冷却器冷却至40℃后，送入丙苯罐。由于丙苯量很小，生产过程中丙苯馏分送出为间歇操作。塔底物料经丙苯塔底泵送入多乙苯塔。丙苯塔顶蒸汽发生器产0.21MPa蒸汽，丙苯塔重沸器热源为3.5MPa蒸汽。

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冷凝，冷凝液进入多乙苯塔回流罐，一部分经多乙苯塔回流泵打入塔顶作为回流，另一部分经反烃化料泵送入反应部分。塔底物料经多乙苯塔底泵送至高沸物冷却器冷却至40℃后，送入高沸物罐。由于高沸物量很少，生产过程中高沸物送出为间歇操作。多乙苯塔顶冷凝器产热水，多乙苯塔重沸器热源为热载体。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，由液环式真空泵抽出排入大气。

（4）载热部分热载体进装置后送至热载体罐，由热载体注入泵送入热载体循环系统。热载体经热载体泵加压后送入热载体加热炉加热到305℃。分两路送至解吸塔重沸器、反烃化反应进料加热器作热源。从解吸塔重沸器出来的热载体进入多乙苯塔底重沸器作为热源。从反烃化反应进料加热器、多乙苯塔底重沸器出来的热载体混合返回热载体泵。热载体循环使用。热载体加热炉为盘管式定型设备。停工或检修时热载体用热载体开停工冷却器冷却、氮气压送至热载体罐。苯乙烯（1）脱氢反应部分循环乙苯和新鲜乙苯通过减压控制进入乙苯蒸发器，在100KPa和98℃条件下蒸发。由于循环乙苯中有苯乙烯存在，在蒸发温度下极易聚合，为防止聚合物堵塞，需要保证一定流量的乙苯从E-304底部持续排放到油水分离器。为了减少乙苯的蒸发温度，沿E-304底部均匀分布三个稀释蒸汽喷头，持续不停通入稀释蒸汽与乙苯形成低沸点共沸物。加入稀释蒸汽还可以起到防止高粘度液体在E-304底部不均匀堆积的作用。

从E-304出来的乙苯蒸汽进入乙苯过热器E-301，与从第二反应器R-302出来的反应产物换热升温到约500℃后进入第一反应器R-301入口的进料混合器，在与来自蒸汽过热炉的808℃主蒸汽混合进入第一反应器。第一反应器入口温度为620℃，出口温度降至541℃。通过控制进入进料混合器的主蒸汽温度来调整第一反应器入口温度，以保证第一反应器乙苯转化率在40%左右。正常状况下进入进料混合器的蒸汽和乙苯的重量比（水油比）为1.38～1.40。从第一反应器出来的混合物通过第二反应器R-302顶部的中间再热器加热到625℃后进入第二反应器。通过控制进入中间再热器壳程的主蒸汽温度来调整第二反应器的入口温度，以保证整个脱氢反应乙苯的总转换率为65%。从第二反应器出来的脱氢气通过乙苯过热器E-301、低压废热锅炉E-302和低低压废热锅炉E-303冷却到120℃后油水分离及凝液回收部分。

低压废热锅炉发生0.35MPa的蒸汽供苯乙烯精馏使用，低低压废热锅炉发生40kPa的蒸汽供尾气压缩及吸取部分的解析塔C-303和油水分离及凝液回收部分的汽提塔C-301使用。蒸汽过热炉F-301将0.21MPa、133℃的主蒸汽加热到810℃进入第二反应器顶部再热器，出来后降温到588℃然后再进入蒸汽过热炉F-301升温到808℃进入第一反应器进料混合器。蒸汽过热炉的燃料按照优先使用次序是乙苯装置渣油和苯乙烯装置焦油、脱氢尾气，局限性部分用燃料气补充。图2-11乙苯脱氢反应工艺流程1—蒸汽过热炉；2（Ⅰ、Ⅱ）—脱氢绝热径向反应器；3，5，7—分离罐；4—废热锅炉；6—液相分离器；8，12，13，15—冷凝器；9，17—压缩机；10—泵；11—残油汽提塔；14—残油洗涤塔；16—工艺冷凝汽提塔（2）油水分离及凝液回收部分

从低低压废热锅炉E-303出来的120℃、33kPa的脱氢气，进入急冷器S-301与喷雾状的急冷水混合后迅速降温到70℃如下，然后进入空冷器A-301冷凝。空冷器中未冷凝的气体进入后冷器E-306,从空冷器冷凝下来的液体温度约58℃，与后冷器冷凝下来的液体混合后温度降到52℃进入油水分离器D-305。后冷器出来的不凝气叫做脱氢尾气，送往尾气压缩及吸取部分。

油水分离器D-305内设有隔板，油水混合物在隔板的一侧分层为油水两相，油相在上，水相在下。伴随油水混合物不停进入油水分离器，油相也不停增长并越过隔板进入另一侧。分离后的油相称为脱氢液由脱氢液泵P-301送往脱氢液储罐。分离后的水相称为工艺凝液，由工艺凝液泵输送，经聚结器D-312分离浮油后进入汽提塔冷凝器E-307与汽提塔顶气换热升温至67℃，再经蒸汽混合器用蒸汽升温到73℃后进入汽提塔C-301。

工艺凝液在汽提塔C-301中用来自低低压废热锅炉的40kPa回收蒸汽汽提，汽提塔釜液中的含油量降至5ppm如下，由汽提塔釜液泵P-303输送，通过凝液过滤器过滤后作为废热锅炉的给水。汽提塔顶气体通过冷凝后的液体送往油水分离器D-305，不凝气体进入脱氢尾气。

汽提塔冷凝器E-307共两台，一用一备，一旦在用的一台因聚合堵塞，可切换用另一台，然后用乙苯清洗堵塞的一台。（3）尾气压缩及吸取部分从后冷器E-306出来的脱氢尾气先进入压缩机吸入罐D-307，分离出少许夹带的液体后进入水封罐D-308，然后进入尾气压缩机K-301入口。压缩机入口喷入工艺凝液保证出口温度在63℃左右。压缩机排出的脱氢尾气通过尾气冷却器E-310冷却后进入压缩机排出罐D-310，然后进入吸取塔C-302。从吸取塔顶排出的脱氢尾气送往蒸汽过热炉F-301作为燃料。压缩机吸入罐D-307和压缩机排出罐D-310排出的液体因具有苯乙烯均排往油水分离器D-305。

来自解析塔C-303塔釜的吸取剂由解析塔釜液泵P-306输送，经吸取剂换热器E-312与吸取塔釜液换热后再经吸取剂冷却器E-311冷却到38℃后进入吸取塔顶部。吸取塔釜液由吸取塔釜液泵P-306输送，经吸取剂换热器与解析塔釜液换热后再经吸取剂加热器E-313用蒸汽加热到110℃后进入解析塔C-303。解析塔釜通入来自低低压废热锅炉的40kPa回收蒸汽汽提解析吸取液中的轻组分，完毕吸取剂的再生。解析塔顶气体排往急冷器S-301入口。一部分解析塔釜液送往薄膜蒸发器E-414作为密封液然后排往焦油罐。当解析塔釜液面偏低时用来自乙苯装置的多乙苯补充。（4）苯乙烯精馏部分

a.苯乙烯粗馏

来自中间罐区的脱氢液、薄膜蒸发器釜液泵P-409的循环焦油（内含无硫阻聚剂NSI）和来自NSI进料泵P-411的NSI溶液在M-401处得到混合，并通过一过滤器后进入乙苯/苯乙烯塔C-401中上部。

C-401是一座在负压条件下操作的分馏塔，采用金属高效规整填料。塔顶操作压力约24KPaA，操作温度约88℃；塔底操作压力约33KPa，操作温度约109℃。脱氢液在该塔中脱除沸点比苯乙烯低的乙苯、甲苯、苯及更轻的组分。这些比苯乙烯轻的组分从C-401塔顶馏出，先后进入乙苯/苯乙烯塔冷凝器E-402壳程和乙苯/苯乙烯塔后冷器E-419壳程，得到的温度为74℃左右的凝液排至乙苯/苯乙烯塔回流罐D-401。然后，用乙苯/苯乙烯塔回流泵P-402自D-401中抽出凝液，一部分凝液作为回流液返回C-401塔顶；一部分凝液作为液环式真空泵PA-41和PA-43的补充工作液；其他则排向乙苯回收塔C-402作深入加工。

乙苯/苯乙烯塔冷凝器E-402壳程和乙苯/苯乙烯塔后冷器E-419壳程中未冷凝气体进入乙苯/苯乙烯塔尾气冷却器E-403壳程，被管程的7℃乙二醇低温水深入冷却到9℃左右，产生的凝液进入卧置的真空泵密封罐D-404并实现气液分离，所得凝液通入乙苯/苯乙烯塔回流泵P-402的进口管线；D-404中产生的少许不凝气则被送往脱氢系统蒸汽过热炉F-301的炉膛烧掉。E-403壳程的不凝气体排向真空泵PA-41的吸入口。

PA-41系液环式真空泵，乙苯/苯乙烯塔馏出液是它的工作介质。伴随气体从P41-1A/BX排出，也带出一部分液体，因此必须在它的吸入口补充一定量的新鲜液体。气－液混合物自P41-1A/BX排入真空泵分离罐D41-1X，实现气液分离。D41-1X中分离下来的液体同乙苯/苯乙烯塔回流泵P-402补充的液体汇合在一起，经密封液冷却器E41-1X冷却后，进入真空泵P41-1X作为工作介质。D41-1X中分离出来的不凝性气体则排入真空泵密封罐D-404，以此到达压力平衡，并通过该罐的液封，最终排到F-301炉膛烧掉。

P41-1A/BX、D-404、D41-1X及E41-1X等构成了乙苯/苯乙烯分馏的抽真空系统。

乙苯/苯乙烯塔C-401塔底温度约109℃的釜液（苯乙烯和沸点比苯乙烯高的组分）被乙苯/苯乙烯塔釜液泵P-401抽吸出来，排向苯乙烯精制系统作深入加工处理。

乙苯/苯乙烯塔C-401塔顶带有一套外置立式热虹吸再沸器，它包括乙苯/苯乙烯塔再沸器E-401和乙苯/苯乙烯塔凝水罐D-402等设备。釜液在竖直的E-401管程中被壳程的350KPa低压蒸汽加热，形成气液两相流混合物。借助于从塔底至再沸器的液体与再沸器管程的气液两相流混合物之间的重度差实现釜液在塔底和E-401之间的自然循环。

加热釜液的低压蒸汽自E-401壳程下部排至乙苯/苯乙烯塔凝水罐D-402，实现气液分离后，凝水从D-402底部排放。

在卧置的乙苯/苯乙烯塔回流罐D-401和真空泵密封罐D-404二台设备的底部都带有一种下凸的凝水搜集室。D-401的凝水通过排水罐D-403，再同D-404下端排出的凝水及来自D-406、D-410的凝水汇合，最终排到工艺凝液处理系统的油水分离器D-305进行处理。

在P-401和P-402出口排向下游工序的管线上，分别接出通向不合格料冷却器E-404的支线。不合格料（一般是因开停工或事故而排放的物料）经E-404冷却后，输向中间罐区的脱氢液储罐D-805。这两条支线在正常操作时无流量。

b.苯乙烯精馏

苯乙烯塔C-403是一座处在负压工况的高效填料精馏塔，塔顶操作压力约12KPa，操作温度约79℃；塔底操作压力约16KPaA，操作温度约103℃。采用金属规整填料。温度为108℃左右的进料粗苯乙烯被导入该填料层中部，经精馏操作，所获塔顶馏出物进入苯乙烯塔冷凝器E-410的壳程，同管程的冷却水换热而被冷却到44℃左右而冷凝，其凝液排入立式的苯乙烯塔回流罐D-408，实现汽液分离。它搜集的液体经苯乙烯塔回流泵P-408增压后提成两股：其中一股物流作为苯乙烯塔C-403的塔顶回流液；另一股物流通过成品冷却器E-412管程，被壳程的7℃乙二醇低温水冷却到9℃左右，所得物流便成为本工艺的主产品苯乙烯，并被输送到苯乙烯中间罐区。若产品不合格则该物流便被输送到中间罐区的不合格苯乙烯储罐T-804，后者正常操作时无流量。

苯乙烯塔回流罐D-408排放的未冷凝气体同苯乙烯塔冷凝器E-410排放的未冷凝气体汇合，进入苯乙烯塔冷却器E-411的壳程，被管程的7℃乙二醇低温水深入冷却到9℃，又有一部分物料被冷凝下来，这些凝液排至苯乙烯塔回流罐D-408。

苯乙烯塔冷却器E-411壳程的未冷凝气体被苯乙烯塔真空泵PA43抽吸，使苯乙烯塔在规定的真空度下操作。

苯乙烯塔C-403塔底设置一套外置立式热虹吸再沸器，由再沸器E-409和凝水罐D-407设备构成。在E-409壳程通入350KPa低压蒸汽，加热管程的循环釜液，釜液在苯乙烯塔C-403塔底及再沸器E-409之间自然循环。E-409壳程的凝水则排入苯乙烯塔凝水罐D-407，实现气液分离后，凝水自D-407罐底排放至凝水管网。

苯乙烯塔C-403的釜液被苯乙烯塔釜液泵P-407抽吸并增压后提成两股：其中一股通过一限流孔板后同C-403塔底循环釜液汇合，一同进入再沸器E-409的管程；来自焦油泵P-409的循环焦油一起进入薄膜蒸发器E-414，经1000KPa蒸汽加热。在真空条件下操作压力约23KPaA，操作温度130℃。E-414蒸出的气态苯乙烯等返回到苯乙烯塔C-403的下部，底部焦油进入薄膜蒸发器釜液罐D-409，再经焦油泵P-409增压后提成两股，一股作为NSI循环进料送至乙苯/苯乙烯塔C-401，以充足运用它所含的NSI；另一股为排放焦油，送至中间罐区的焦油储罐T-806。（5）乙苯回收及苯甲苯分离部分

来自上游粗苯乙烯分馏系统乙苯/苯乙烯塔回流泵P-402的物流进入本系统的乙苯回收塔C-402中部。C-402是一座大孔筛板塔，在正压条件下操作，塔顶操作压力约58KPa，操作温度约115℃；塔底操作压力约93KPa，操作温度约161℃。该蒸馏塔实现乙苯同沸点比它低的苯、甲苯的分离。其釜液（温度约161℃的热乙苯及部分二甲苯）经乙苯回收塔釜液泵P-413，压送至脱氢反应系统同原料乙苯汇合后进入乙苯蒸发器E-304，成为脱氢反应器的进料。

乙苯回收塔C-402塔底设外循环再沸器E-406，该再沸器的壳程通入1000KPaG蒸汽，加热管程的釜液。

C-402塔顶温度约115℃的馏出物进入乙苯回收塔冷凝器E-408的壳程，与管程的冷却水换热而被冷却冷凝。所获温度为91℃左右的凝液排至乙苯回收塔回流罐D-406，实现气液分离。分离出的不凝性气体排到火炬系统烧掉；而分离下来的凝液（苯和甲苯）则经乙苯回收塔回流泵P-404增压，然后提成二股：其中一股作为回流返回至乙苯回收塔C-402塔顶；另一股物流送至苯/甲苯分离系统。

卧置的乙苯回收塔回流罐D-406底部带有下凸的凝水搜集室。当需排放凝水时，凝水将同分馏真空系统的真空泵密封液罐D-404所排放的凝水汇合，然后一同排至工艺凝液处理系统的油水分离器D-305处理。

当装置停车时，乙苯回收塔C-402的塔底物料罐D-406作为不合格料，排至不合格料冷却器E-404加以冷却，然后排至中间罐区的脱氢液储罐T-805。在正常操作时，不合格料排放管线中无流量。

来自乙苯回收塔回流泵P-404的物流进入苯/甲苯塔C-404中部。C-404是一座在正压条件下操作的填料分馏塔，填料采用规整填料。塔顶操作压力约131KPaG，操作温度约111℃；塔底操作压力约164KPa，操作温度约147℃。该蒸馏塔实现甲苯同沸点比塔底的苯的分离。其釜液（温度约147℃的甲苯）经苯/甲苯塔釜液泵P-405，压送至甲苯冷却器E-416的壳程，经管程的冷却水冷却至40℃左右后被排放至界外。图2-12苯乙烯的分离和精制工艺流程1—乙苯—苯乙烯分馏塔；2—乙苯回收塔；3—苯—甲苯分离塔；4—苯乙烯塔；5—薄膜蒸发器；6，7，8，9—冷凝器；10，11，12，13—分离罐；14—排放泵

苯/甲苯塔C-404塔底设外循环再沸器E-415，该再沸器的壳程通入1000KPa蒸汽，加热管程的釜液。

C-404塔顶温度约111℃的馏出物进入苯/甲苯塔冷凝器E-417的壳程，同管程的冷却水换热而被冷却冷凝。所获温度为40℃左右的凝液排至苯/甲苯塔回流罐D-410，实现气液分离。分离出的不凝性气体排到火炬系统烧掉；而分离下来的凝液（苯）则经苯/甲苯塔回流泵P-406增压，然后提成两股：其中一股作为回流液返回至苯/甲苯塔C-404塔顶；另一股作为副产品被送至界外。当装置停车时，苯/甲苯塔C-404的塔底物料和回流罐D-410中的物料作为不合格料，排至不合格料冷却器E-404加以冷却，然后排至中间罐区的脱氢液储罐T-805。在正常操作时，不合格料排放管线中无流量。2.2.3重要设备简介图2-13薄膜蒸发器构造图1-电机、减速器；2-上端机械密封；3-分离筒；4-除沫器；5-分布机；6-主轴；7-转子和刮板；8-筒体；9-夹套；10-底封头；11-下端密封薄膜蒸发器。图2-13薄膜蒸发器构造图1-电机、减速器；2-上端机械密封；3-分离筒；4-除沫器；5-分布机；6-主轴；7-转子和刮板；8-筒体；9-夹套；10-底封头；11-下端密封2.3延迟焦化工段2.3.1工艺原理延迟焦化是石油裂化的一种措施。其重要目的是将高残碳的残油转化为轻质油。所用装置可进行循环操作，即将重油的焦化馏出油中较重的馏分作为循环油，且在装置中停留时间较长。可提高轻质油的收率和脱碳效率。有操作持续化、处理量大、灵活性强、脱碳效率高的长处。延迟焦化是一种石油二次加工技术，是指以贫氢的重质油为原料，在高温(约500℃)进行深度的热裂化和缩合反应，生产气体、汽油、柴油、蜡油、和焦炭的技术。所谓延迟是指将焦化油(原料油和循环油)通过加热炉加热迅速升温至焦化反应温度，在反应炉管内不生焦，而进入焦炭塔再进行焦化反应，故有延迟作用。是一种半持续工艺过程。一般都是一炉(加热炉)二塔(焦化塔)或二炉四塔，加热炉持续进料，焦化塔轮换操作。它是目前世界渣油深度加工的重要措施之一。原料油(减压渣油或其他重质油如脱油沥青、澄清油甚至污油)经加热到495～505℃进入焦炭塔，待陆续装满(留一定的空间)后，改善入另一焦炭塔。热原料油在焦炭塔内进行焦化反应，生成的轻质产物从顶部出来进入分馏塔，分馏出石油气、汽油、柴油和重馏分油。重馏分油可以送去深入加工(如作裂化原料)也可以所有或部分循环回原料油系统。残留在焦炭塔中的焦炭以钻头或水力除焦卸出。焦炭塔恢复空塔后再进热原料。该过程焦炭的收率随原料油残炭而变，石油气产量一般10％(质量)左右，其他因循环比不一样而异，但柴/汽比不小于1。延迟焦化与热裂化相似，只是在短时间内加热到焦化反应所需温度，控制原料在炉管中基本上不发生裂化反应，而延缓到专设的焦炭塔中进行裂化反应，“延迟焦化”也正是因此得名。延迟焦化妆置重要由8个部分构成：（1）焦化部分，重要设备是加热炉和焦炭塔。有一炉两塔、两炉四塔，也有与其他装置直接联合的。（2）分馏部分，重要设备是分馏塔。（3）焦化气体回收和脱硫，重要设备是吸取解吸塔，稳定塔，再吸取塔等。（4）水力除焦部分。（5）焦炭的脱水和储运。（6）吹气放空系统。（7）蒸汽发生部分。（8）焦炭焙烧部分。国内选定炉出口温度为495～500℃，焦炭塔顶压力为0.15～0.2Mpa。延迟焦化原料可以是重油、渣油、甚至是沥青。延迟焦化产物分为气体、汽油、柴油、蜡油和焦炭。对于国产渣油，其气体收率为7.0～10%，粗汽油收率为8.2～16.0%，柴油收率为22.0～28.66%，蜡油收率为23.0～33.0%，焦炭收率为15.0～24.6%，外甩油为1～3.0%。焦化汽油和焦化柴油是延迟焦化的重要产品，但其质量较差。焦化汽油的辛烷值很低，一般为51～64（MON），柴油的十六烷值较高，一般为50～58。但两种油品的烯烃含量高，硫、氮、氧等杂质含量高，安定性差，只能作半成品或中间产品，城通过精制处理后，才能作为汽油和柴油的调和组分。焦化蜡油由于含硫、氮化合物、胶质、残炭等含量高，是二次加工的劣质蜡油，目前一般掺炼到催化或加氢裂化作为原料。石油焦是延迟焦化过程的重要产品之一，根据质量不一样可用做电极、冶金及燃料等。焦化气体经脱硫处理后可作为制氢原料或送燃料管网做燃料使用。延迟焦化可处理残碳和金属含量很高的劣质原料，提高轻质油的收率和脱碳效率；有操作持续化、处理量大、灵活性强、脱碳效率高、投资和操作费用低的长处。缺陷是低价值产品焦炭产率高，液体产品性质差。2.3.2工艺流程本装置的原料为温度90℃的减压渣油，由罐区泵送入装置原料油缓冲罐，然后由原料泵输送至柴油原料油换热器，加热到135℃左右进入蜡油原料油换热器，加热至160℃左右进入焦化炉对流段，加热至305℃进入焦化分馏塔脱过热段，在此与来自焦炭塔顶的热油气接触换热。原料油与来自焦炭塔油气中被凝的循环油一起流入塔底，在380～390℃温度下，用辐射泵抽出打入焦化炉辐射段，迅速升温至495～500℃，经四通阀进入焦碳塔底部。循环油和减压渣油中蜡油以上馏分在焦碳塔内由于高温和长时间停留而发生裂解、缩合等一系列的焦化反应，反应的高温油气自塔顶流出进入分馏塔下部与原料油直接换热后，冷凝出循环油馏份；其他大量油气上升经五层分馏洗涤板，在控制蜡油集油箱下蒸发段温度的条件下，上升进入集油箱以上分馏段，进行分馏。从下往上分馏出蜡油、柴油、石脑油（顶油）和富气。分馏塔蜡油集油箱的蜡油在343℃温度下，自流至蜡油汽提塔，通过热蒸汽汽提后蜡油自蜡油泵抽出，去吸取稳定为稳定塔重沸器提供热源后降温至258℃左右，再为解吸塔重沸器提供热源后降温至242℃左右，进入蜡油原料油换热器与原料油换热，蜡油温度降至210℃，后提成三部分：一部分分两路作为蜡油回流返回分馏塔，一路作为下回流控制分馏塔蒸发段温度和循环比，一路作为上回流取中段热；一部分回焦化炉对流段入口以平衡大循环比条件下的对流段热负荷及对流出口温度；另一部分进水箱式蜡油冷却器降温至90℃，一路作为急冷油控制焦炭塔油气线温度，少许蜡油作为产品出装置。柴油自分馏塔由柴油泵抽出，仅柴油原料油换热器、柴油富吸取油换热器后一部分返回分馏塔作柴油回流，另一部分去柴油空冷器冷却至55℃后，再去柴油水冷器冷却至40℃后分两路：一路出装置；另一路去吸取稳定单元的再吸取塔作吸取剂。由吸取稳定单元返回的富吸取油经柴油富吸取油换热器换热后也返回分馏塔。分馏塔顶油气经分馏塔顶空冷器，分馏塔顶水冷器冷却到40℃，流入分馏塔顶气液分离罐，焦化石脑油由石脑油泵抽出送往吸取稳定单元。焦化富气经压缩机入口分液罐分液后，进入富气压缩机。图2-14延迟焦化工艺流程焦炭塔吹汽、冷焦产生的大量蒸汽及少许油气，进入接触冷却塔下部，塔顶部打入冷却后的重油，洗涤下来自焦炭塔顶大量油气中的中的重质油，进入接触冷却塔底泵抽出后经接触冷却塔底油及甩油水冷器冷却后送往接触冷却塔顶或送出装置。塔顶流出的大量水蒸气经接触冷却塔顶空冷器、接触冷却塔顶水冷器冷却到40℃进入接触冷却塔顶气液分离罐，分出的轻污油由污油泵送出装置，污水由污水泵送至焦池，不凝气排入火炬烧掉。甩油经甩油罐及甩油冷却器冷却后出装置。影响延迟焦化操作的重要工艺参数有：反应温度。一般是指加热炉出口温度，反应温度太低，则焦化反应局限性，易生成软焦、焦炭挥发分高，除焦困难。反应温度过高，焦化反应过深，会使汽柴油收率下降，焦炭变硬也会导致除焦困难，并且还使加热炉管易于结焦。因此反应温度常限制在495～505℃，在生产针状焦时，要采用变温操作，变化范围为460～510℃。反应压力。一般指焦炭塔顶压力，反应压力对焦化的产品分布有一定影响，压力高，气体和焦炭产率增长，液收下降,焦炭的挥发分也会增长，因此在压力足以克服后部系统压力的前提下，尽量采用低的压力，一般为0.16～0.17MPa（表），但在生产针状焦时，反应压力要合适提高某些。循环比。循环比对焦化产品的分布和装置处理量有影响，循环比大，焦化汽、柴油的收率增长，焦化馏出油收率减少。气体、焦炭产率上升，装置处理量减少，对一般焦化原料，循环比一般为0.05～0.5，为了提高焦化馏出油的产量以增长催化裂化或加氢裂化的原料，有采用小循环比的趋向。2.3.3重要设备简介延迟焦化妆置：焦化部分重要包括：原料换热部分、加热炉部分、焦炭塔部分、分馏塔及换热部分、冷切焦水处理部分、焦炭塔的吹汽放空部分、高压水泵及水力除焦部分、焦炭的装运部分。1，焦炭塔图2-15焦炭塔构造示意图1-除焦口；2-泡沫塔油气出口；3-预热油气出口；4-进料管；5-排焦口；6，7-钴60料面计口焦炭塔是用厚锅炉钢板制成的空筒，是进行焦化反应的场所。一般焦炭塔的高度在30米如下为宜。太高则操作时易产生振动或损坏塔壁，又挥霍钢材。塔的顶部设有除焦口、油气出口；塔侧设有料面指示计口：延迟焦化的化学反应重要是在焦炭塔内进行，生成的焦炭也都积存在此塔内。伴随油料的不停引入，焦层逐渐升高；为了防止泡沫层冲出塔顶而引起油气管线及分馏塔的结焦，在焦炭塔的不一样高度位置，装有能监测焦炭高度的料位计。塔底部为锥形，锥体底端为排焦口，正常生产时使用方法兰盖封死，排焦时打开。图2-15焦炭塔构造示意图1-除焦口；2-泡沫塔油气出口；3-预热油气出口；4-进料管；5-排焦口；6，7-钴60料面计口2,水力除焦设备图2-16水力除焦流程图图2-16水力除焦流程图除焦原理：由高压水泵输送的高压水，通过水龙带、钻杆到水力切焦器的喷嘴，从水力切焦器喷嘴喷出的高压水形成高压射流，借高压射流的强大冲击力将石油焦切割下来，使之与水一起由塔底流出。钻杆不停地升降和转动，直到把焦炭塔内石油焦所有除净为止。水力除焦装置有两种形式：有井架除焦装置和无井架除焦装置。2.4加氢工段2.4.1工艺原理在石油加工业中，加氢精制应用很广泛，不仅用于轻质油品和润滑油的加氢，还可以用于裂化油蜡油燃料油的加氢。加氢精制的重要目的是饱和烯烃，脱去油品中硫、氮、氧及金属杂质。以改善油品的安定性、颜色、气味、燃烧性能等。加氢精制是一种环境保护，提高质量，成本高的流程，不过它的目的改善催化裂化的原料质量，具有放热，耗氢量比较大，体积缩小特点，通过压力（氢气的分压），温度，但温度过高不利反应，却提高氢气和油比（单位时间通过催化剂表面上物量或原料在催化剂停留的时间）。加氢精制原料油在氢气压力下（5～8Mpa），在200～455度温度条件下，通过催化剂作用进行加氢化学反应。加氢裂化催化剂是具有加（脱）氢功能和裂化功能的双功能催化剂。加（脱）氢功能由金属组分提供，常用的金属组分为Mo、W、Ni、Co，这些金属组分常组合使用。酸性功能由载体提供，常用的载体有无定型硅铝和沸石，两者可以单独使用，也可组合使用。重要化学反应方程式有：1，脱硫反应 R-SH＋H2→R-CH3＋H2S2，脱氮反应 R－NH2＋H2→R－CH3＋NH33，脱氧反应 OHC-R-COOH＋H2→R－CH3＋H2O4，烯烃饱和反应 如R―CH＝CH2＋H2→R－CH2－CH3难易程度2<1<3<4。2.4.2工艺流程加氢裂化可以使用多种不一样原料，但对原料中的杂质含量有规定：原料中的有机氮化合物对沸石载体有明显的中毒作用。一般规定进加氢裂化反应器的进料氮含量＜10ppm，为了保证到达这一规定，一般在加氢裂化反应器前设精制反应器，或者在裂化反应器中设精制段；砷、铅等杂质也会使催化剂中毒，一般规定裂化反应器的进料中砷＋铅含量不超过500ppm铁虽然对催化剂的活性影响不大，但铁盐沉积在催化剂上会使床层压降增大，因此要控制原料油铁含量＜2ppm。原料经进料泵加压后，与补充气体和循环氢气混合，然后经换热器、加热炉加热至反应温度，进入固定床反应器。烯烃在高温下易结焦，需在较低温下进行反应。在反应器内床层之间设有控制反应温度的急冷氢注入点，反应器内装有不一样功能的催化剂。反应后的流出物经换热器冷却后经加热至一定温度送入高压分离器，进行气液分离。灌顶气体去补充压缩机，液体降压进去低压分离器。重要工艺条件：反应压力，反应温度，体积空速，氢油体积比和催化剂等。反应压力。原料越重所需反应压力越高，提高反应压力，有助于转化率的提高，也有助于减缓催化剂表面积炭速度，延长催化剂寿命，但投资增长，常用的反应压力为10～20MPa。反应温度。反应温度是加氢裂化工艺需要严格控制的操作参数。由于加氢裂化过程是强放热反应。反应温度增长，则反应速度加紧，放出的热量也对应增长。如不及时从系统是将热量取出，势必引起床层温度骤升，导致催化剂超温升活，因此在各床层间要注入冷氢进行控制，常用的反应温度为370～440℃。氢油比。提高氢油比，可以增长氢分压，有助于提高原料气化率，减少催化剂积炭速度，还可以有效地取出反应热，对重油加氢裂化氢油比一般为1000～1500（体积比）。空速——调整空速可以控制加氢裂化反应深度，空速低，反应时间增长，反应深度提高，常用的空速范围为1.0～2.0h-1。图图2-17催化加氢工艺流程图①氢气→压缩机→反应器，②原料油→换热器→加热炉﹙瓦斯加热﹚→反应器→换热器→换热器→制冷器→高分离器﹙三相，未反应的氢气进入循环压缩机再到反应器，一部分的污水，硫化氢，氨气排出﹚→低压分离器﹙两相，一部分气体排出，塔底的混合物进入换热器﹚→换热器→汽提塔﹙轻组分从塔顶进入分离器，在分离器中部分油回流，气体排出﹚2.4.3重要设备简介高压加氢反应器。高压加氢反应器是装置中的关键设备，工作条件苛刻，制造困难，价格昂贵。根据介质