長嶺煉化12萬噸年稀乙烯制乙苯裝置內(nèi)部培訓(xùn)教材

1、1. 概述1.1 裝置概況本裝置為中國石油化工股份長嶺分公司 12 萬噸 /年催化干氣制乙苯裝置，為新建裝 置。設(shè)計規(guī)模 12 萬噸 /年乙苯。裝置開工按 8400 小時設(shè)計。操作負(fù)荷彈性 60110%。 本裝置采用中國石化的氣相法干氣制乙苯成套技術(shù)（SGEB）。裝置主要包括工藝部分和輔助公用工程部分。1.2 裝置組成 乙苯裝置工藝過程分為催化干氣脫丙烯部分、反應(yīng)部分、分離部分、熱載體部分、 產(chǎn)汽部分、熱水和冷凍水部分、燃料及放空部分等。1.3 設(shè)計原則1）采用國先進、可靠的工藝技術(shù)和設(shè)備，使裝置總體水平達到國領(lǐng)先水平。2）安全、環(huán)保、消防與設(shè)計同步進行，滿足國家和地方標(biāo)準(zhǔn)及規(guī)要求。3）公用工

2、程系統(tǒng)充分依托長嶺分公司現(xiàn)有條件，節(jié)約裝置投資。4）裝置采用 DCS，滿足集中控制要求。1.4 設(shè)計特點本裝置采用中國石化的氣相法干氣制乙苯成套技術(shù)（SGEB）。烷基化部分采用氣相烷基化反應(yīng)， 催化劑采用石油化工研究院研制的催化劑 （ SEB-08）；烷基轉(zhuǎn)移部分采用液 相烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，催化劑采用石油化工科學(xué)研究院研制的催化劑（AEB-1H）。2. 原料、輔助材料和產(chǎn)品2.1 原料本裝置原料為經(jīng)過脫硫后的催化干氣和新鮮苯， 催化干氣來自于新建 3催化裂化裝置 和 1催化裂化裝置所產(chǎn)干氣，分別脫完硫后經(jīng)管道輸送至乙苯裝置，其中新建3 催化裂化裝置所產(chǎn) 12.14 萬噸 /年干氣全部進乙苯裝置，不

3、足部分約4.97 萬噸 /年干氣由 1催化裂化裝置補足。新鮮苯由罐區(qū)經(jīng)管道輸送至乙苯裝置。原料組成及性質(zhì)如下：2.1.1 催化干氣 催化裂化裝置來的經(jīng)過脫硫后的催化干氣組成見表 2-1 表 2-1 催化干氣組成組成1# 催化裂化新建 3 催化裂混合后組成混合后組成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備注： 混合比例 為全部 3催化裂化干氣量 14452.38Kg/h ，部分 1催 化裂化干 量 6069.34Kg/h 。技術(shù)要求如下： 丙烯：業(yè)主應(yīng)充分考慮降低原料中丙烯含量的必要性，建議 0

5、.7 V 總硫（ H2S） ： 20ppm水：飽和水 進裝置溫度： 40 進裝置壓力： 1.0MpaG2.1.2 新鮮苯 新鮮苯（石油苯）質(zhì)量指標(biāo)必須符合 GB3405-89 優(yōu)級品要求，指標(biāo)見表 2-2表 2-2 新鮮苯質(zhì)量指標(biāo)項目質(zhì)量指標(biāo)外觀無色透明液體顏色（ Hazen ）不深于 20密度（ 20 ， kg/m 3）878-881酸洗比色酸層顏色不深于 100ml ，稀酸中含 0.1g ，重鉻酸鉀標(biāo)準(zhǔn)溶液總硫（ ppm ）2中性實驗中性結(jié)晶點（干基） 5.40蒸發(fā)殘余物（ mg/100ml ）5純度 99.8 wt非芳1000ppm wt甲苯500ppm wt2.2 輔助材料2.2.1

6、烷基化催化劑表 2-3 烷基化催化劑規(guī)格催化劑型號SEB 08外觀圓柱狀粒徑 /長度1.9 0.1/3 8mm 大于 80 比表面積 320m2/g堆積密度0.6 0.05Kg/L機械強度 70N/cm2.2.2 烷基轉(zhuǎn)移催化劑表 2-4 烷基轉(zhuǎn)移催化劑規(guī)格催化劑型號AEB-1H外觀球形尺 2 3mm比表面積 500m2/g堆比0.65 0.75g/ml孔容 0.3ml/g主要組成SiO2-Al2O32.3 產(chǎn)品性質(zhì)2.3.1 主要產(chǎn)品質(zhì)量控制指標(biāo)本裝置的目標(biāo)產(chǎn)品為乙苯，副產(chǎn)品有高沸物、丙苯餾分、烴化尾氣。乙苯產(chǎn)品質(zhì)量指標(biāo)滿足以下要求，見表 2-5 。表 2-5 乙苯產(chǎn)品質(zhì)量指標(biāo)項目質(zhì)量指標(biāo)優(yōu)

7、級品外觀無色透明液體密度（ 20 ） kg/m 3866 870項目質(zhì)量指標(biāo)優(yōu)級品水浸出物6.0 8.0純度W%99.6異丙苯W%0.03二乙苯W%0.001硫W%0.0003備注： 乙苯產(chǎn)品中二甲苯含量為1000ppm本項目同時還副產(chǎn)少量的丙苯餾分、高沸物、烴化尾氣。丙苯餾分可調(diào)和高標(biāo) 號汽油；高沸物主要為沸點高于三乙苯的物質(zhì)，可按燃料油銷售；烴化尾氣作燃料 氣使用。2.3.2 主要產(chǎn)品性質(zhì) 主要產(chǎn)品預(yù)期產(chǎn)品規(guī)格氣體產(chǎn)品組成見表 2-6 、液體產(chǎn)品組成見表 2-7.表 2-6 氣體產(chǎn)品預(yù)期組成組成 wt 富丙烯催化干氣烷基化尾氣不凝氣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芳烴0.590.32.51合計100100100表 2-7 液體產(chǎn)品預(yù)期組成組成 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合計1001001003. 生產(chǎn)方法及流程簡述3.1 生產(chǎn)方法 本裝置采用中國

9、石化的氣相法干氣制乙苯成套技術(shù)(SGEB)生產(chǎn)乙苯。3.2 工藝原理簡述 干氣制乙苯工藝原理 主反應(yīng)：C2H4+C6H6=C6H5C2H5烴化反應(yīng)生成乙苯C6H4(C2H5)2+C6H6=2C6H5C2H5主要副反應(yīng)：反烴化反應(yīng)生成乙苯C6H5C2H5+C2H4=C6H4(C2H5)2烴化反應(yīng)生成二乙苯C6H4(C2H5)2+C2H4=C6H3(C2H5)3烴化反應(yīng)生成多乙苯C3H6+C6H6=C6H5C3H7烴化反應(yīng)生成丙苯C6H5C2H5= C6H4(CH3)2異構(gòu)化反應(yīng)生成二甲苯nCnH2nCnH2nn烯烴聚合生成非芳3.3 工藝流程簡述 本裝置工藝過程分為催化干氣脫丙烯部分、反應(yīng)部分、

10、分離部分、熱載體系統(tǒng)、產(chǎn) 汽部分、熱水和冷凍水系統(tǒng)等。3.3.1 催化干氣脫丙烯部分催化干氣進乙苯裝置后進入催化干氣水洗罐(0262-D-101)。該罐具有兩個作用，其一是將催化干氣進裝置時攜帶的液體除去，另一個作用是用水將攜帶的 MEA 除去。 罐設(shè)填料一段，罐底設(shè)水底循環(huán)泵( 0262-P-101AB)，水洗用水循環(huán)使用。從催化干氣水洗罐頂部出來的氣體依次進入催化干氣換熱器( 0262-E-101)、催化干氣過冷器( 0262-E-102)與丙烯吸收塔( 0262-T-101)塔頂出來的低溫催化干氣、冷 凍水換熱，溫度降低至 15，從中部進入丙烯吸收塔。吸收劑從丙烯吸收塔頂部進入 與催化干

11、氣逆向接觸，將催化干氣中的丙烯絕大部分除去，從丙烯吸收塔頂部出來的 催化干氣進入催化干氣換熱器( 0262-E-101)與進塔的催化干氣換熱回收部分冷量后 去反應(yīng)部分，丙烯吸收塔設(shè)中間抽出，液體經(jīng)丙烯吸收塔中間泵( 0262-P-128A/B )抽 出后，進入貧液富液換熱器( 0262-E-103)與貧液換熱后返至丙烯吸收塔第 50 層塔 盤，富含丙烯的吸收劑從塔底部出來進入解吸塔(0262-T-102)。丙烯吸收塔底重沸器(0262-E-106)熱源為熱載體。解吸塔進料進入解吸塔后， 塔頂氣相進入解吸塔頂蒸汽發(fā)生器 ( 0262-E-107)冷凝 冷卻，然后進入解吸塔回流罐( 0262-D-

12、102 )，冷凝下來的液體用解吸塔回流泵 (0262-P-103A/B)送至解析塔頂部，未冷凝的氣體從解吸塔回流罐頂部出來后進入解 吸塔頂氣冷卻器 (0262-E-108)進一步冷凝冷卻， 然后進入解析塔頂分液罐 ( 0262-D-103) 進行氣液分離，冷凝下來的液體用解析塔頂凝液泵(0262-P-104A/B )送入解吸塔回流罐，未冷凝的氣體出裝置。解吸塔塔底物料用吸收劑循環(huán)泵( 0262-P-102A/B)加壓后 依次通過貧液富液換熱器( 0262-E-103)、貧液開工冷卻器( 0262-E-105)、貧液過冷 器( 0262-E-104)冷卻，返回丙烯吸收塔塔頂循環(huán)使用。 解吸塔蒸汽

13、發(fā)生器 (0262-E-107) 產(chǎn) 0.5Mpa 蒸汽，解析塔底重沸器( 0262-E-109)熱源為熱載體。3.3.2 反應(yīng)部分乙苯裝置反應(yīng)分為烷基化反應(yīng)和烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)。 脫除丙烯后的催化干氣分四路進入烷基化反應(yīng)器(0262-R-101A/B)。從分離部分來的循環(huán)苯分作兩路，其中一路與新鮮苯換熱，然后與反應(yīng)產(chǎn)物換熱，最后經(jīng)循環(huán)苯 加熱爐 (0262-F-102)加熱至 340400后進入烷基化反應(yīng)器頂部。烷基化反應(yīng)器操作條 件：溫度 330430，壓力 0.8Mpa，苯：乙烯分子比 67，乙烯重量空速為 0.20.5h -1。 從烷基化反應(yīng)器出來的反應(yīng)產(chǎn)物首先進入反應(yīng)產(chǎn)物循環(huán)苯換熱器(二)

14、 ( 0262-E-110)，再進入反應(yīng)產(chǎn)物循環(huán)苯換熱器(一) ( 0262-E-111)與烷基化反應(yīng)用 循環(huán)苯換熱。從分離部分來的循環(huán)苯進入循環(huán)苯罐(0262-D-105)后，用循環(huán)苯泵(0262-P-106A/B)抽出后分為兩路，一路為烷基環(huán)反應(yīng)用循環(huán)苯，另一路為烷基轉(zhuǎn)移 反應(yīng)用苯。烷基環(huán)反應(yīng)用循環(huán)苯先依次通過新鮮苯循環(huán)苯換熱器(0262-E-115)與新鮮苯換熱，然后經(jīng)反應(yīng)產(chǎn)物循環(huán)苯換熱器(二)( 0262-E-110)、反應(yīng)產(chǎn)物循環(huán)苯換熱器 (一)( 0262-E-111)換換熱并汽化至 230，進入循環(huán)苯加熱爐 (0262-F-102)。 反應(yīng)產(chǎn)物被冷卻至 162.5，然后進入反應(yīng)產(chǎn)

15、物苯塔進料換熱器(0262-E-112)與苯塔進料換熱被冷卻至134.2 ，換熱后被冷凝下來的液體用反應(yīng)產(chǎn)物中間凝液泵(0262-P-107A/B)抽出，與換熱后的苯塔進料混合進入分離部分，未冷凝的氣體再經(jīng) 反應(yīng)產(chǎn)物冷凝冷卻器( 0262-E-113)用循環(huán)水冷卻至 40，被冷凝下來的液體，自流 至分離部分的烷基化尾氣吸收塔 (0262-T-103)底部， 未冷凝的氣體最后進入反應(yīng)產(chǎn)物 過冷器( 0262-E-114)用冷凍水冷凝冷卻至 15，最后自流至分離部分的烷基化尾氣 吸收塔( 0262-T-103)底部。烷基化反應(yīng)器設(shè)兩臺，一開一備。從分離部分來的烷基轉(zhuǎn)移料與從分離部分來的烷基轉(zhuǎn)移用苯

16、進入烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)進料罐 (0262-D-103)混合后用烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)進料泵 ( 0262-P-108A/B )升壓至 3.0Mpa， 然后進入烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)進料加熱器(0262-E-116)用熱載體加熱至反應(yīng)所需溫度，最后進入烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器底部。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器操作條件為：溫度170245，壓力2.83.2 Mpa ，苯：烷基轉(zhuǎn)移料重量比為 58，烷基轉(zhuǎn)移料重量空速 1.52.0h-1。從烷基 轉(zhuǎn)移反應(yīng)器頂部出來的烷基轉(zhuǎn)移產(chǎn)物降壓后進入分離部分的循環(huán)苯塔(0262-T-104)。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器設(shè)一臺。烷基化催化劑、烷基轉(zhuǎn)移催化劑均采用器外再生。烷基化催化劑在在開工前需要活化，活化介質(zhì)為氮氣，采用電

17、加熱器加熱氮氣。3.3.3 分離部分自反應(yīng)產(chǎn)物過冷器( 0262-E-114)來的反應(yīng)產(chǎn)物進入尾氣吸收塔( 0262-T-103)底 部，在 0.66MPa 壓力下閃蒸，閃蒸汽相與自上而下的吸收及逆向接觸，將汽相中絕大 部分苯及重組分吸收下來后，尾氣自塔頂出裝置。閃蒸液相、吸收劑及吸收下來的笨 等重組分、反應(yīng)產(chǎn)物冷凝冷卻器( 0262-E-113)殼側(cè)凝液等液體混合后，自塔底經(jīng)吸 收塔底泵( 0262-P-101A/B )壓送至反應(yīng)產(chǎn)物 -笨塔進料換熱器( 0262-E-112)，加熱至 127后，與該換熱器殼側(cè)凝液混合后進入循環(huán)苯塔(0262-T-104) .循環(huán)苯塔共有三股進料，一股是從反

18、應(yīng)產(chǎn)物苯塔進料換熱器(0262-E-112)過來的物料，一股是烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)產(chǎn)物，一股是新鮮苯。三股物料在不同位置進入循環(huán) 苯塔( 0262-T-104 )后，苯及不凝氣從塔頂蒸出進入循環(huán)苯 塔塔頂冷凝冷卻 器( 0262-E-117)，冷凝冷卻后進入循環(huán)苯塔回流罐( 0262-D-107)，凝液經(jīng)由循環(huán)苯塔回 流泵( 0262-P-110A/B)打入塔頂作為回流，未冷凝的氣體從循環(huán)苯塔回流罐罐頂出來 后進入脫非芳塔進料。循環(huán)苯塔側(cè)線抽出循環(huán)苯，用循環(huán)苯塔側(cè)線抽出泵 ( 0262-P-111A/B)送至循環(huán)苯罐( 0262-D-105)供反應(yīng)部分用苯。塔底物料經(jīng)循環(huán)苯 塔底泵( 0262-P-1

19、29A/B)抽出后，一部分物料送至乙苯精餾塔，其余物料送至循環(huán)苯 塔重沸爐 (0262-F-103)，部分氣化后返回塔底。 循環(huán)苯塔塔頂冷凝冷卻器產(chǎn) 120熱水。脫非芳塔進料從底部進入脫非芳塔( 0262-T-105)，脫非芳塔塔頂氣體經(jīng)脫非芳塔 頂冷凝冷卻器( 0262-E-119)和脫非芳塔頂后冷器( 0262-E-120)冷凝冷卻，然后進入 脫非芳塔回流罐( 0262-D-108)進行氣液分離，不凝氣從脫非芳塔回流罐頂出來后進入 燃料氣分液罐( 0262-D-116)，液體用脫非芳塔回流泵( 0262-P-112A/B )送至脫非芳塔 頂部作為脫非芳塔回流。脫非芳塔塔底物料用脫非芳塔底泵

20、(0262-P-113A/B )送至循環(huán)苯塔或循環(huán)苯罐。脫非芳塔底重沸器(0262-E-137)熱源采用 1.0Mpa 蒸汽。乙苯精餾塔進料進入乙苯精餾塔( 0262-T-106)后，乙苯從塔頂蒸出，進入乙苯精餾塔頂蒸汽發(fā)生器( 0262-E-121)冷凝，冷凝液進入乙苯精餾塔回流罐(0262-D-109)，經(jīng)乙苯精餾塔回流泵( 0262-P-114A/B )加壓后，一部分打入塔頂作為回流，另一部分 進入乙苯產(chǎn)品冷卻器( 0262-E-123)冷卻，合格乙苯產(chǎn)品送至罐區(qū)乙苯罐，不合格乙苯 送至罐區(qū)不合格乙苯罐。塔底物料經(jīng)乙苯精餾塔底泵(0262-P-115A/B)加壓后，分為兩路：一路作為丙苯

21、塔進料送至丙苯塔(0262-T-107)；另一路作為尾氣吸收塔( 0262-T-103)的循環(huán)吸收劑依次經(jīng)循環(huán)吸收劑烷基轉(zhuǎn)移料換熱器(0262-E-124)、循環(huán)吸收劑冷卻器( 0262-E-125)、循環(huán)吸收劑過冷器( 0262-E-)冷卻至 15，進入尾氣 吸收塔塔頂。乙苯精餾塔頂蒸汽發(fā)生器產(chǎn) 0.5Mpa 蒸汽，乙苯精餾塔底重沸器熱源為熱 載體。丙苯塔進料進入丙苯塔( 0262-T-107)，丙苯從塔頂蒸出進入丙苯塔頂蒸汽發(fā)生器 ( 0262-E-127)冷凝，冷凝液進入丙苯塔回流罐(0262-D-111)，然后經(jīng)丙苯塔回流泵( 0262-P-117A/B)，一部分打入塔頂作為回流，另一

22、部分由丙苯冷卻器(0262-E-129)冷卻至 40后， 送至丙苯罐 (0262-D-112)。由于丙苯量很小， 生產(chǎn)過程中丙苯餾分送出為 間歇操作，約四天一次。塔底物料經(jīng)丙苯塔底泵(0262-P-118A/B )送入多乙苯塔( 0262-T-108)。丙苯塔頂蒸汽發(fā)生器產(chǎn) 0.5Mpa 蒸汽，丙苯塔重沸器熱源為熱載體。多乙苯塔進料進入多乙苯塔后， 二乙苯、 三乙苯等組分從塔頂蒸出進入多乙苯塔頂 冷凝器( 0262-E-130)冷凝，冷凝液進入多乙苯塔回流罐( 0262-D-113)，一部分經(jīng)多乙 苯 塔 回 流 泵 ( 0262-P-119A/B ) 打 入 塔 頂 作 為 回 流 ， 另

23、一 部 分 經(jīng) 烷 基 轉(zhuǎn) 移 料 泵 ( 0262-P-120A/B )送入反應(yīng)部分。塔底物料經(jīng)多乙苯塔底泵(0262-P-121A/B)送至高沸物冷卻器( 0262-E-132)冷卻至 40后，送入高沸物罐( 0262-D-114)。由于高沸物量 很少，生產(chǎn)過程中高沸物送出為間歇操作，約六天一次。多乙苯塔頂冷凝器產(chǎn)熱水，多乙苯塔重沸器( 0262-E-131)熱源為熱載體。多乙苯塔為減壓操作，從外部漏入系統(tǒng)的 空氣等不凝氣， 經(jīng)多乙苯塔回流罐頂部冷卻器冷卻后， 由液環(huán)式真空泵 (0262-PA-102A/B) 抽出排入火炬總管。3.3.4 熱載體系統(tǒng)熱載體進裝置后送入熱載體罐( 0262-

24、D-115)，由低點退油泵( 0262-P-132)送入 熱載體循環(huán)系統(tǒng)。熱載體 經(jīng)熱載 體泵 (0262-P-120A/B/C ) 抽出， 加壓后 送入 熱載體 加熱 爐 ( 0262-F-101-A/B)加熱到 305。分三路送至丙烯吸收塔重沸器、烷基轉(zhuǎn)移進料加熱 器、乙苯塔底重沸器作熱源。 從丙烯吸收塔底重沸器出來的熱載體進入解吸塔底重沸器 作熱源。 從乙苯塔底重沸器出來的熱載體分兩路， 分別進入丙苯塔底重沸器、 多乙苯塔 底重沸器作熱源。從解析塔底重沸器、烷基轉(zhuǎn)移進料加熱器、 丙苯塔底重沸器、多乙苯 塔底重沸器出來的熱載體混合后返回?zé)彷d體泵。熱載體循環(huán)使用。 停工或檢修時熱載體用熱載體

25、開停工冷卻器 ( 0262-E-134)冷卻、 氮氣壓送至熱載體罐。3.3.5 產(chǎn)汽部分界區(qū)外來的除氧水分別送入解析塔頂蒸汽發(fā)生器、 乙苯塔頂蒸汽發(fā)生器和丙苯塔 頂蒸汽發(fā)生器發(fā)生 0.5Mpa 蒸汽。發(fā)生的蒸汽并入蒸汽管網(wǎng)。3.3.6 熱水和冷凍水系統(tǒng)冷凍水從溴化鋰制冷機 (0262-PA-101A/B)出來，用冷凍水泵 (0262-P-127A/B)加壓送 至催化干氣過冷器( 0262-E-102)、貧液過冷器( 0262-E-104)、反應(yīng)產(chǎn)物過冷器 ( 0262-E-114)、脫非芳塔頂后冷器 (0262-E-120)、循環(huán)吸收劑過冷器( 0262-E-)，換 熱后返回溴化鋰制冷機。溴化

26、鋰制冷機制冷采用熱水制冷。熱水用熱水泵 (0262-PA-126A/B)加壓送至循環(huán)苯塔頂冷凝冷卻器( 0262-E-117)、 多乙苯塔頂冷凝器( 0262-E-130)兩臺換熱器換熱，然后去溴化鋰制冷機制冷。剩余 熱量通過熱水冷卻器( 0262-E-)用循環(huán)水冷卻。溴化鋰制冷機兩臺并聯(lián)操作。3.4 主要工藝過程操作條件3.4.1 反應(yīng)部分操作條件表 3-1 反應(yīng)器工藝操作條件項目烷基化反應(yīng)烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)工況操作活化操作活化反應(yīng)溫度330430515170 245420壓力 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烷基轉(zhuǎn)移料重量空速

27、1.52.0苯：乙烯(分子比)67苯：烷基轉(zhuǎn)移料(重量比)58備注允許壓降 0.1MPa裝置開工時催化劑 活化裝置開工時催化劑 活化3.4.2 分離部分操作條件表 3-2 塔器工藝操作條件項目操作溫度操作壓力 MPa （ abs ）回流比 （回流重量 /塔 頂產(chǎn)品重量）進料塔頂塔底回流罐塔頂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尾氣吸收塔1527.4380.650.675循環(huán)苯塔127149.3230.11360.60.640.5515脫非芳塔136111.8.2140.450.4750.414乙苯

28、精餾塔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 加熱爐操作條件表 3-3 加熱爐工藝操作條件項目熱載體加熱爐循環(huán)苯加熱爐循環(huán)苯塔重沸爐進口溫度250230230.1出口溫度305340400231.4壓力 MPa （ abs ）1.10.851.10.91.10.93.4.4 溴化鋰制冷機操作條件表 3-4 溴化鋰制冷機工藝操作條件項目熱水冷凍水進口溫度12010出口溫度10054. 主要生產(chǎn)控制方案4.1 烷基化反應(yīng)器（ 0

29、262-R-101AB）的控制 烷基化反應(yīng)器每個床層的下部溫度通過催化干氣入口流量控制， 當(dāng)下層溫度過高時 控制上一層的循環(huán)苯（冷苯）的入口流量，以滿足反應(yīng)溫度的要求。4.2 烷基轉(zhuǎn)移進料罐( 0262-D-106 )入口流量的控制烷基化反應(yīng)進料罐( 0262-D-106 )入口烷基轉(zhuǎn)移料與循環(huán)苯流量組成比例控制，由 多乙苯塔回流罐( 0262-D-113)液位給定 FIC10601，F(xiàn)IC10601 的比例值給定 FIC10602，達到 控制烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)進料罐( 0262-D-106 )入口流量的目的。4.3 塔頂壓力的控制解吸塔( 0262-T-102)、循環(huán)苯塔( 0262-T-104)

30、、脫非芳烴塔( 0262-T-105)、乙苯 精餾塔( 0262-T-106)、及丙苯塔 (0262-T-107)塔頂采用熱旁路控制。通過控制塔頂蒸汽發(fā)生 器出口(或入口)和旁路的調(diào)節(jié)閥實現(xiàn)塔頂壓力的平穩(wěn)。4.4 塔底的控制解吸塔( 0262-T-102)、循環(huán)苯塔( 0262-T-104)、乙苯精餾塔( 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)由靈敏板溫度或塔底 溫度與塔底重沸器熱載體流量組成串級控制以調(diào)節(jié)塔的熱平衡。5. 裝置物料平衡 乙苯裝置加工量為 12 萬噸/年乙苯，物料平衡按 8400 小時

31、計算。物料平衡見表 5-1.表 5-1 物料平衡序號名稱Wtkg/ht/d10 4t/a備注一原料1催化干氣65.8220521.72492.5217.242新鮮苯34.1810658.24255.808.95合計100.0031179.96748.3226.19二產(chǎn)品1乙苯45.8014279.56342.7112.002丙苯0.40124.122.980.103高沸物0.1548.231.160.044富丙烯催化干氣2.97924.922.200.78去催化5烷基化尾氣49.0415290.98366.9812.84進燃料氣管 網(wǎng)6不凝氣1.64512.1612.290.43作為裝置燃 料

32、氣用合計10031179.96748.3226.196.消耗指標(biāo)6.1 公用工程消耗表 6-1 公用工程消耗序號項目單位數(shù)量備注1循環(huán)水t/h2532.2最大 32002電kW.h/h1333.43蒸汽 1.0MPa 蒸汽t/h0.782最大 10t/h0.5MPa 蒸汽t/h-16.693外輸4新鮮水t/h10間斷5除氧水t/h16.6936除鹽水t/h20開工用、間斷7凝結(jié)水 1.0MPat/h-0.782外輸8凈化壓縮空氣m3n/h4009非凈化壓縮空氣3 mn/h600間斷10氮氣 12MPam3n/h400間斷0.7 MPam3n/h200最大量 3000 m3n/h11燃料氣kg/

33、h4956自產(chǎn)， 6509kcal/kg12含油污水t/h66.2 催化劑及化學(xué)藥劑消耗表 6-2 催化劑和化學(xué)藥劑消耗序號名稱年用量 t一次裝入量 t預(yù)期壽命年備注1烴化催化劑9.136.442反烴化催化劑4.317.243熱載體20034瓷球14107. 主要設(shè)備選型7.1 反應(yīng)器類乙苯裝置共設(shè) 3 臺反應(yīng)器，其中烷基化反應(yīng)器 2 臺，一開一備；烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器 1 臺。1) 烷基化反應(yīng)器 采用固定床反應(yīng)器，反應(yīng)器直徑為 3000，設(shè)五段床層。 反應(yīng)器頂部設(shè)氣相苯分布器和集灰器，上面四段床層上方設(shè)催化干氣分布器。第二、 三、四、五段上方設(shè)冷苯分布器。2) 烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器 采用固定床反應(yīng)器，底

34、部進料、頂部出料，反應(yīng)器直徑為1300，設(shè)三段床層。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器設(shè)一臺。7.2 塔類 乙苯裝置共設(shè) 8臺塔，其中板式塔 7 臺，填料塔 1 臺。1) 丙烯吸收塔板式塔， 塔共設(shè) 70 層塔盤， 上直徑為 2400，下端直徑為 2800，塔板間距為 450mm； 塔盤采用高效浮閥塔盤，塔中段設(shè)中間抽出口和返回口。2) 解吸塔板式塔，塔共設(shè) 35 層塔盤，精餾段直徑為 2200，進料口以上共 15 層，塔板間距為 450mm；提餾段直徑 2600，共 20 層塔盤， 塔板間距 450mm。塔盤采用高效浮閥塔盤 。3) 尾氣吸收塔板式塔，直徑為 1600，塔共設(shè) 30 層塔盤，塔板間距為 450m

35、m；塔釜直徑為 1800. 塔 盤采用高效浮閥塔盤 。4) 循環(huán)苯塔板式塔，塔共設(shè) 70 層塔盤，精餾段直徑為 3200，進料口以上共 52 層，塔板間距為 450mm；精餾段設(shè)側(cè)線循環(huán)苯抽出口；提餾段直徑3600 ，共 18 層塔盤，塔板間距500mm。塔盤采用高效浮閥塔盤。5) 脫非芳塔板式塔，塔共設(shè) 30 層塔盤，直徑為 1200，塔釜進料，塔板間距為 450mm。塔盤采用 高效浮閥塔盤 。6) 乙苯精餾塔板式塔，塔共設(shè) 80 層塔盤，直徑為 2800，精餾段進料口以上共 60 層，塔板間距為 450mm；提餾段 20 層塔盤，塔板間距 450mm。塔盤采用高效浮閥塔盤。7) 丙苯塔板式塔，塔共設(shè) 40 層塔盤，直徑為 1400，精餾段進料口以