乙苯工藝流程說明

1、如果您需要使用本文檔，請(qǐng)點(diǎn)擊下載按鈕下載!2.2 工藝說明2.2.1工藝特點(diǎn)技術(shù)路線為當(dāng)今應(yīng)用廣泛、技術(shù)成熟可靠、經(jīng)濟(jì)合理且無腐蝕無污染的分子篩液相法苯烷基化制乙苯生產(chǎn)技術(shù)，所用的分子篩催化劑是AEB型分子篩催化劑，其主要工藝特點(diǎn)是：1) 新一代的AEB型烷基化催化劑(AEB-6)和烷基轉(zhuǎn)移催化劑(AEB-1)活性高、乙苯選擇性好，具有優(yōu)良的穩(wěn)定性，催化劑再生周期長(zhǎng)(5年)，預(yù)期壽命10年。2) 反應(yīng)條件緩和，反應(yīng)壓力約3.5-4.2MPaG，烷基化反應(yīng)溫度190240，烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)溫度175235；副反應(yīng)少，產(chǎn)品純度高，二甲苯含量低，乙苯選擇性和收率高，工藝物耗低。3) 使用多點(diǎn)注乙烯加部分

2、反應(yīng)物循環(huán)的工藝流程，可以采用較低的苯/乙烯比，使乙烯能完全溶解在反應(yīng)物料中，維持液相反應(yīng)條件，并控制床層溫升在合理范圍，確保裝置平穩(wěn)運(yùn)行。4) 由于反應(yīng)條件緩和而且催化劑和反應(yīng)物料均無腐蝕性，使主要設(shè)備可采用碳鋼。5) 催化劑采用器外再生，節(jié)省了器內(nèi)再生設(shè)備和時(shí)間。6) 采用合理的換熱流程，充分回收利用低溫能量，能耗低。2.2.2反應(yīng)基理2.2.2.1 烷基化反應(yīng)在一定溫度、壓力下，乙烯與苯在酸性催化劑上進(jìn)行烷基化反應(yīng)生成乙苯，化學(xué)方程式如下：同時(shí)，生成的乙苯還可以進(jìn)一步與乙烯反應(yīng)生成少量二乙苯和更少量的三乙苯，而四乙苯以上的多乙苯很少，方程如下所示：1 / 16如果您需要使用本文檔，請(qǐng)點(diǎn)擊

3、下載按鈕下載!理論上講，從二乙苯一直到六乙苯都可以生成，但是由于苯環(huán)上乙基不斷地增加，生成四乙苯、五乙苯、六乙苯的難度加大。這一方面是因?yàn)楸江h(huán)上乙基之間位阻增大，另一方面是因?yàn)槎嘁冶降姆肿咏Y(jié)構(gòu)越大越妨礙其在催化劑顆粒內(nèi)的擴(kuò)散，那么發(fā)生進(jìn)一步反應(yīng)的機(jī)會(huì)就越少。所以，實(shí)際上生成的四乙苯很少，而五乙苯、六乙苯幾乎沒有。由于目的產(chǎn)物是乙苯，因此在反應(yīng)系統(tǒng)中應(yīng)盡量控制多乙苯的生成，特別是四乙苯以上物質(zhì)的生成。除以上的反應(yīng)外，主要的副反應(yīng)有乙烯與兩個(gè)苯環(huán)發(fā)生耦合反應(yīng)生成二苯基乙烷，乙烯、苯或芳烴自聚生成多環(huán)化合物等重質(zhì)物。顯然，這些物質(zhì)的生成將降低乙苯產(chǎn)品的收率，增加物耗，因此要最大可能地減少這些副反應(yīng)的

4、發(fā)生。上述反應(yīng)是強(qiáng)放熱反應(yīng)，其中乙烯和苯的反應(yīng)熱約為1072.6kJ/ kg乙苯。反應(yīng)熱將使物料及催化劑床層的溫度升高，為使烷基化反應(yīng)在最佳條件下進(jìn)行，需采取措施，不斷取走多余的熱量，控制反應(yīng)溫度和床層溫升在合適的范圍內(nèi)。在反應(yīng)條件下，乙烯是以氣相存在的。由于氣相乙烯極易在催化劑上發(fā)生聚合反應(yīng)而生成大分子烯烴或高聚物，一方面增加了物耗，另一方面導(dǎo)致催化劑失活，縮短催化劑壽命。因此，必須使乙烯完全溶解在反應(yīng)進(jìn)料中，保證烷基化反應(yīng)在液相中進(jìn)行。雖然可以采用大量苯循環(huán)來解決上述問題，但導(dǎo)致分餾系統(tǒng)投資和能耗的增加。因此，為了保證乙烯溶解、控制床層溫升，同時(shí)滿足苯烯比3.0的工藝條件，采用過量苯和部分

5、反應(yīng)產(chǎn)物循環(huán)與多點(diǎn)乙烯進(jìn)料相結(jié)合的方法，既降低了苯烯比、減少了能耗，還可保證物耗沒有增加。2.2.2.2 影響烷基化反應(yīng)的主要因素影響烷基化反應(yīng)的主要因素包括反應(yīng)溫度、苯烯比、乙烯空速和原料雜質(zhì)。反應(yīng)壓力對(duì)催化劑活性、選擇性的影響不大。反應(yīng)壓力高，有利于乙烯的溶解，但也不宜太高，否則會(huì)增加投資和能耗。因此，應(yīng)根據(jù)維持反應(yīng)系統(tǒng)完全處于液相狀態(tài)的要求，確定合適的反應(yīng)壓力。2 / 16如果您需要使用本文檔，請(qǐng)點(diǎn)擊下載按鈕下載!反應(yīng)溫度是影響反應(yīng)的重要因素。試驗(yàn)表明，在較低溫度下，乙苯選擇性高，但是催化劑的活性較低；隨著反應(yīng)溫度升高，催化劑的活性增加，但乙苯選擇性下降，當(dāng)反應(yīng)溫度升到240、250時(shí)，

6、乙苯選擇性反而增加。這是因?yàn)樵谏鲜鰲l件下，催化劑的烷基轉(zhuǎn)移性能得以發(fā)揮，生成的多乙苯又與過量苯轉(zhuǎn)化成為乙苯，提高了乙苯的選擇性。值得注意的是，反應(yīng)溫度過高，將使重質(zhì)物增多，乙苯收率下降。根據(jù)以上分析，烷基化反應(yīng)的溫升應(yīng)控制在適當(dāng)范圍內(nèi)(小于40)，以保證最有效地發(fā)揮催化劑的活性和穩(wěn)定性。烷基化反應(yīng)的正常操作溫度是200245。苯烯比是指反應(yīng)原料苯與乙烯的摩爾比。試驗(yàn)表明，苯烯比越大，乙苯選擇性越高，多乙苯選擇性越低；反之，則乙苯選擇性下降，多乙苯選擇性增加，增加的多乙苯雖然可通過烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)轉(zhuǎn)化為乙苯，但處理量增大。另外，苯烯比過低，將使生成的重質(zhì)物增多。因此，苯烯比的大小將直接影響裝置的能耗

7、和反應(yīng)結(jié)果。設(shè)計(jì)的烷基化反應(yīng)的苯烯比是3.0。乙烯空速低，有利于提高乙苯的選擇性。但催化劑裝量大，生產(chǎn)成本高。應(yīng)根據(jù)催化劑的性能，確定適宜的乙烯空速。原料雜質(zhì)對(duì)烷基化反應(yīng)的影響主要表現(xiàn)在對(duì)催化劑壽命的影響。原料乙烯和苯中的堿性氮化物將占據(jù)催化劑的酸性中心，造成催化劑失活，極大地減少催化劑的壽命。通常采用白土對(duì)原料苯進(jìn)行預(yù)處理。另外，反應(yīng)物中少量的溶解水對(duì)維持催化劑活性穩(wěn)定性是有益的，但如果長(zhǎng)期使催化劑處于高水含量的反應(yīng)物中，對(duì)催化劑的壽命極為不利。最佳的反應(yīng)物中水含量是100200ppm。因此，必須嚴(yán)格控制原料中的雜質(zhì)含量。2.2.2.3 烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)烷基化反應(yīng)中產(chǎn)生的少量多乙苯(主要是二乙苯

8、、三乙苯)可在一定的溫度、壓力條件和酸性催化劑的作用下，通過與苯發(fā)生烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，轉(zhuǎn)化成為乙苯，從而提高乙苯收率。其主要方程式如下：理論上講，所有的多乙苯都可以進(jìn)行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，但實(shí)際上受分子篩孔道及擴(kuò)散的限制，四乙苯以上的多乙苯幾乎不發(fā)生烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)。3 / 16如果您需要使用本文檔，請(qǐng)點(diǎn)擊下載按鈕下載!烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)是可逆的二級(jí)反應(yīng)，接近熱力學(xué)平衡。由于烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的熱效應(yīng)很小，因此反應(yīng)器催化劑床層中幾乎沒有溫升。同烷基化反應(yīng)一樣，烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)也是發(fā)生在分子篩催化劑的酸性活性中心上。除了生成乙苯外，還可生成重質(zhì)化合物，從而導(dǎo)致物耗增加，乙苯收率下降，因此應(yīng)最大可能地減少副反應(yīng)的發(fā)生。工藝要求

9、烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)在液相條件下進(jìn)行。2.2.2.4 影響烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的主要因素影響烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的主要因素包括反應(yīng)溫度、苯與多乙苯分子比、空速和原料雜質(zhì)。反應(yīng)壓力是根據(jù)保證在全液相反應(yīng)條件下操作來確定的，它對(duì)烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的結(jié)果沒有影響。 反應(yīng)溫度是控制催化劑活性的主要工藝參數(shù)之一。溫度越高，催化劑活性越高。當(dāng)催化劑逐漸失活時(shí)，即烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器多乙苯單程轉(zhuǎn)化率下降，可通過逐步提高溫度使其活性恢復(fù)。設(shè)計(jì)反應(yīng)溫度的范圍是175235。需注意的是：升溫可以提高烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的速率，但如果升溫速度太快，將導(dǎo)致催化劑失活速度加快，使用周期縮短，因此必須嚴(yán)格控制反應(yīng)溫度和升溫速度。通常是根據(jù)反應(yīng)系統(tǒng)中多乙苯產(chǎn)量平衡來

10、確定適宜的反應(yīng)溫度。進(jìn)料中苯量增加可以獲得較高的多乙苯轉(zhuǎn)化率和乙苯選擇性。但過多的苯在系統(tǒng)中循環(huán)將增加苯塔的負(fù)荷，增加能量消耗。設(shè)計(jì)的烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)苯與多乙苯分子比為8。由于烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)是熱力學(xué)平衡控制，降低空速，增加反應(yīng)的停留時(shí)間有利于提高多乙苯的轉(zhuǎn)化率。但空速也不宜過低，否則催化劑裝量過多，增加了成本。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)時(shí)，進(jìn)料中水含量與反應(yīng)溫度的控制關(guān)系密切。如果水含量過高，需要增加反應(yīng)溫度。通常苯中水含量無需控制，但需時(shí)常監(jiān)測(cè)，并據(jù)此調(diào)整反應(yīng)溫度。一般反應(yīng)進(jìn)料中的水含量為50150ppmwt。2.2.3 工藝流程說明乙苯單元工藝流程主要包括烷基化反應(yīng)、烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)、苯原料精制、乙苯精餾等部分。

11、乙苯單元的工藝原則流程圖見附圖POSM-10-N-8001 POSM-10-N-8007。2.2.3.1 烷基化工藝流程1) 正常操作工況下的烷基化工藝流程4 / 16如果您需要使用本文檔，請(qǐng)點(diǎn)擊下載按鈕下載!烷基化反應(yīng)系統(tǒng)的作用是將苯和乙烯轉(zhuǎn)化為乙苯和多乙苯。本裝置設(shè)計(jì)的烷基化反應(yīng)的苯烯比為3.0。為了更好地控制烷基化反應(yīng)器的溫升，保證乙烯的溶解，減少催化劑的積炭，延長(zhǎng)催化劑的使用壽命；以及為了提高烷基化反應(yīng)的乙苯選擇性，烷基化工藝設(shè)計(jì)采用三反七段加循環(huán)的流程。通過調(diào)整各段乙烯進(jìn)料與循環(huán)物料的流量，保證乙烯的溶解和各段催化劑床層的溫升在適當(dāng)范圍。設(shè)計(jì)烷基化反應(yīng)器為絕熱反應(yīng)器，共三臺(tái)，第一臺(tái)反

12、應(yīng)器中有一段催化劑床層，第二臺(tái)反應(yīng)器中有二段催化劑床層。第三臺(tái)反應(yīng)器中有四段催化劑床層。要求反應(yīng)器在足夠的壓力下操作，以維持反應(yīng)在全液相狀態(tài)下進(jìn)行。乙烯按一定的比例分成7份，分別進(jìn)入7段催化劑床層中，原料苯從第一烷基化反應(yīng)器依次通過第二、第三烷基化反應(yīng)器，物流的流向均為自下而上。在第二烷基化反應(yīng)器的出口使部分物流返回到第一烷基化反應(yīng)器的入口，可增大反應(yīng)原料對(duì)乙烯的溶解，設(shè)計(jì)第一烷基化反應(yīng)器與第二、第三烷基化反應(yīng)器各段乙烯進(jìn)料之比是1.3186:1.3186:1，三臺(tái)反應(yīng)器的溫升均小于40。在本工藝設(shè)計(jì)中，由于苯烯比僅為3.0，烷基化反應(yīng)系統(tǒng)放出的熱量大于需要提供的熱量。因此在每臺(tái)反應(yīng)器之間設(shè)置

13、取熱裝置，以保證滿足適宜的反應(yīng)條件。第一烷基化反應(yīng)器的出料用于發(fā)生0.45MPaG的蒸汽，第二烷基化反應(yīng)器的出料先預(yù)熱烷基化反應(yīng)原料苯，多余的熱量再發(fā)生0.45MPaG的蒸汽，第三烷基化反應(yīng)器中段出料先加熱烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的進(jìn)料，再發(fā)生0.45MPaG的蒸汽，第三烷基化反應(yīng)器的出料直接送入乙苯精餾工段。因烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)溫度需要隨著催化劑活性的降低而逐漸提升，當(dāng)反應(yīng)溫度達(dá)到235時(shí)，需將第三烷基化反應(yīng)器的出口溫度提高至245，以滿足加熱烷基轉(zhuǎn)移進(jìn)料的要求。烷基化反應(yīng)原料苯來自乙苯精餾工段。正常工況下，烷基化反應(yīng)原料苯與第二烷基化反應(yīng)器的出料換熱后就能達(dá)到第一烷基化反應(yīng)器入口溫度；開工時(shí)，則用開停工加熱

14、器預(yù)熱苯進(jìn)料。來自界外的乙烯被分別送入第一、第二和第三烷基化反應(yīng)器各段，與苯進(jìn)行烷基化反應(yīng)。在第一烷基化反應(yīng)器、第二烷基化反應(yīng)器下段和第三烷基化反應(yīng)器的1、3段，乙烯與苯在反應(yīng)器外的靜態(tài)混合器中混合，而第二烷基化反應(yīng)器上段和第三烷基化反應(yīng)器的2、4段，乙烯與苯在反應(yīng)器內(nèi)混合。2) 切換工況下的烷基化工藝流程由于第一烷基化反應(yīng)器的催化劑受原料雜質(zhì)的影響最直接，更易失活，為保證裝置滿足5年的運(yùn)轉(zhuǎn)周期，設(shè)計(jì)了第一烷基化反應(yīng)器可切出更換催化劑的流程(切換流程)。即：將第一烷基化反應(yīng)器與其余二臺(tái)反應(yīng)器隔離，單獨(dú)更換催化劑。換劑期間，另二臺(tái)烷基化反應(yīng)器仍可繼續(xù)操作。此時(shí)，乙烯與苯分別在第二和第三烷基化反應(yīng)

15、器中的六段催化劑床層上發(fā)生烷基化反應(yīng)，在苯進(jìn)料量不變的條件下，通過調(diào)整各段乙烯進(jìn)料與循環(huán)物料的流量，乙苯裝置操作負(fù)荷仍可達(dá)到100。設(shè)計(jì)切換工況時(shí)第二、第三烷基化反應(yīng)器各段的乙烯進(jìn)料量之比是6 / 16如果您需要使用本文檔，請(qǐng)點(diǎn)擊下載按鈕下載!1.385：1.385：1：1：1：1，反應(yīng)器各段的溫升約23。2.2.3.2 烷基轉(zhuǎn)移工藝流程烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)系統(tǒng)的作用是將回收的多乙苯轉(zhuǎn)化成目的產(chǎn)物乙苯。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)在一臺(tái)絕熱反應(yīng)器中進(jìn)行，反應(yīng)器中有三段催化劑床層。反應(yīng)器要在足夠的壓力下操作，以維持反應(yīng)在全液相狀態(tài)下進(jìn)行。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器的進(jìn)料包括來自乙苯精餾工段的回收苯和多乙苯混合物。它們經(jīng)第三烷基化反

16、應(yīng)器中段出料加熱到反應(yīng)溫度后，進(jìn)入烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器發(fā)生反應(yīng)。原料苯中的水含量對(duì)催化劑壽命和反應(yīng)結(jié)果影響較大，需嚴(yán)格控制。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的反應(yīng)熱很小，整個(gè)催化劑床層的溫度幾乎相同，反應(yīng)器出料直接送入乙苯精餾工段。2.2.3.3 催化劑處理本裝置內(nèi)不設(shè)催化劑再生系統(tǒng)。烷基化催化劑和烷基轉(zhuǎn)移催化劑都采用器外再生方式，再生周期5年。烷基化催化劑的初裝量約51.0噸，預(yù)留部分待更換的烷基化催化劑約為9.2噸。每臺(tái)反應(yīng)器的催化劑在卸出前，反應(yīng)器都需經(jīng)過排放、減壓，排凈物料(大部分是苯)，然后通入過熱蒸汽對(duì)催化劑進(jìn)行吹掃，使苯含量小于10ppm，再用約180的熱氮?dú)獯祾?，置換出蒸汽和吸附的水分，最后用空氣使催化

17、劑床層降溫。 2.2.3.4 苯原料預(yù)處理由于苯原料中的雜質(zhì)，特別是堿性氮化物，對(duì)催化劑活性及穩(wěn)定性的影響很大，裝置內(nèi)設(shè)有白土處理器和分子篩處理器，以盡量減少雜質(zhì)的影響，延長(zhǎng)催化劑的使用。補(bǔ)充的新鮮苯通過白土處理，脫除堿性氮化物，然后由熱的乙苯產(chǎn)品加熱至151左右，再進(jìn)入分子篩處理器中，進(jìn)一步吸附其中的雜質(zhì)，經(jīng)分子篩劑處理后的苯送入苯塔回流罐。白土和分子篩劑使用一段時(shí)間失效以后，需用0.45MPaG的過熱蒸汽和180熱氮?dú)膺M(jìn)行處理，用蒸汽、氮?dú)獯祾?、置換后，排放氣(氮?dú)?中苯含量應(yīng)小于10ppm。卸出的白土可回收處理。設(shè)計(jì)白土處理器二臺(tái)，切換操作；分子篩處理器一臺(tái)。6 / 16如果您需要使用本

18、文檔，請(qǐng)點(diǎn)擊下載按鈕下載!2.2.3.5 乙苯精餾乙苯精餾工段共有四個(gè)塔，其中苯塔、乙苯塔、多乙苯塔，用于分離反應(yīng)產(chǎn)物中的苯、乙苯、多乙苯和殘油，脫非芳塔用于除去反應(yīng)物中的不凝氣、水和輕非芳烴。反應(yīng)產(chǎn)物中未反應(yīng)的苯在苯塔塔頂回收，苯塔塔頂蒸汽部分冷凝后產(chǎn)生0.45MPaG蒸汽。苯凝液一部分作為苯塔回流，其余與補(bǔ)充的新鮮苯和脫非芳塔塔釜物料一起返回到第一烷基化反應(yīng)器。另外，由于塔頂回收苯中水含量超過烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)工藝的要求，故烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的進(jìn)料苯從苯塔上部第四板抽取。苯塔回流罐中未冷凝的氣體直接送入脫非芳塔底部，塔頂蒸汽經(jīng)冷凝冷卻，非芳烴(富含苯)凝液大部分作為塔的回流，少量的凝液間歇排至芳烴抽提

19、裝置回收其中的苯。不凝氣(甲烷、乙烷等輕烴)排入火炬管網(wǎng)。原料苯中帶入的少量水，從脫非芳塔回流罐的分水包中被分離出來。脫非芳塔塔底物料則返回苯塔回流罐。苯塔塔底物料送至乙苯塔，塔頂?shù)玫胶细竦囊冶疆a(chǎn)品。乙苯塔塔頂蒸汽冷凝后產(chǎn)生0.45MPaG蒸汽。乙苯凝液一部分作為乙苯塔回流，另一部分作為乙苯產(chǎn)品經(jīng)能量回收、并冷卻到40后，送至乙苯產(chǎn)品儲(chǔ)罐。乙苯塔塔底物料被送至多乙苯塔，從塔頂回收多乙苯。該塔為減壓塔，在減壓操作條件(40kPaA，148)下，塔頂多乙苯蒸汽冷凝冷卻后產(chǎn)生0.29MPaG的低壓蒸汽，多乙苯凝液一部分作為回流返回塔中，另一部分由多乙苯泵送到烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)系統(tǒng)進(jìn)行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)。多乙苯產(chǎn)

20、品還可冷卻后送至中間罐區(qū)的多乙苯罐。多乙苯塔頂冷凝器中部分未冷凝的蒸汽和不凝氣經(jīng)冷凝、冷卻后，凝液進(jìn)入回流罐，不凝氣經(jīng)真空泵排至界外處理。多乙苯塔塔底有少量的高沸物殘油排出，經(jīng)冷卻后送往POSM裝置重燃料油罐。苯塔、乙苯塔、多乙苯塔的再沸器都采用4.2MPaG的高壓蒸汽作熱源，脫非芳塔不需要再沸器。7 / 16如果您需要使用本文檔，請(qǐng)點(diǎn)擊下載按鈕下載!2.2.4 工藝流程敘述2.2.4.1烷基化和烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)來自界外的乙烯，按一定的比例分成7份，分別送至R-10801進(jìn)料混合器(M-10801)、R-10802進(jìn)料混合器(M-10802)、第二烷基化反應(yīng)器(R-10802)中部、R-10803

21、一段進(jìn)料混合器(M-10803)、第三烷基化反應(yīng)器(R-10803)二段入口，R10803三段進(jìn)料混合器(M-10804)、第三烷基化反應(yīng)器(R-10803)四段入口。各部分乙烯分別由流量調(diào)節(jié)閥控制，其流量比例是1.3186:1.3186:1.3186:1:1:1:1。來自苯塔回流罐的烷基化反應(yīng)原料苯，其流量由流量調(diào)節(jié)閥控制，在烷基化原料苯換熱器(E-10802)中與第二烷基化反應(yīng)器出料換熱后，經(jīng)E-10801旁路進(jìn)入R-10801進(jìn)料混合器。在開工時(shí)，E-10801用作原料苯的加熱器。第二烷基化反應(yīng)器(R-10802)的部分出料作為循環(huán)物料，經(jīng)烷基化反應(yīng)循環(huán)泵(P-10801)提壓，由流量調(diào)

22、節(jié)閥控制其流量，與原料苯和乙烯在R-10801進(jìn)料混合器(M-10801)中充分混合，然后進(jìn)入第一烷基化反應(yīng)器(R-10801)。正常操作時(shí)，反應(yīng)器R-10801的入口溫度可通過調(diào)節(jié)E-10802殼程物料的流量來控制，溫度為210；而開工時(shí)，需要調(diào)節(jié)E-10801的加熱蒸汽量。來控制R-10801的入口溫度。進(jìn)入第一烷基化反應(yīng)器(R-10801)下段的物料自下而上通過催化劑床層并發(fā)生反應(yīng)，出料溫度為232，經(jīng)過R-10801出料冷卻器(E-10806)冷卻至202，并產(chǎn)生0.45MPaG的蒸汽，然后與一定量乙烯在R-10802進(jìn)料混合器(M-10802)中混合。通過調(diào)節(jié)冷卻器E-10806旁路

23、的流量，控制第二烷基化反應(yīng)器入口溫度為200。第二烷基化反應(yīng)器的進(jìn)料烷基化液自下而上通過催化劑床層并發(fā)生反應(yīng)，在反應(yīng)器的中部，物料與進(jìn)入的乙烯混合，并繼續(xù)發(fā)生反應(yīng)。因反應(yīng)放熱，反應(yīng)器R-10802的溫度升高約40。第二烷基化反應(yīng)器(R-10802)的另一部分出料在烷基化原料苯換熱器(E-10802)中與原料苯換熱，再經(jīng)R-10802出料冷卻器(E-10803)冷卻并產(chǎn)生0.45MPaG的蒸汽，達(dá)到反應(yīng)所需溫度后，與一定量乙烯在R-10803一段進(jìn)料混合器(M-10803)中混合。調(diào)節(jié)E-10803旁路的流量，控制第三烷基化反應(yīng)器(R-10803)的入口溫度為200?；旌线M(jìn)料在第三烷基化反應(yīng)器(

24、R-10803)中自下而上通過第一段催化劑床層并反應(yīng)，然后與通入的乙烯在器內(nèi)混合，繼續(xù)向上通過第二段催化劑床層并發(fā)生反應(yīng)。反應(yīng)器R-10803一、二段的溫度升高約40。該部分烷基化反應(yīng)產(chǎn)物從第三烷基化反應(yīng)器(R-10803)第二段的出口引出，先進(jìn)入烷基轉(zhuǎn)移原料加熱器(E-10805)加熱烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)原料，再經(jīng)R-10803中間冷卻器(E-10804)冷卻，并產(chǎn)生0.45MPaG的蒸汽，然后與一定量乙烯在R-10803三段進(jìn)料混合器(M-10804)中混合。調(diào)節(jié)E-10804旁路的流量，控制烷基化混合物在第三烷基化反應(yīng)器(R-10803)第三段床層的入口溫度為200。反應(yīng)物料自下而上通過第三段床

25、層并反應(yīng)，而且在第三、四段床層之間與通入的乙烯混合、繼續(xù)進(jìn)行反應(yīng)。第三烷基化反應(yīng)器(R-10803)的出料在壓力控制下，送入苯塔(T-10801)。通過控制第三烷基化反應(yīng)器出口的壓力來保證烷基化反應(yīng)系統(tǒng)完全處于液相狀態(tài)。第三烷基化反應(yīng)器出口壓力控制為3.55MPaG。9 / 16如果您需要使用本文檔，請(qǐng)點(diǎn)擊下載按鈕下載!在切換工況下，部分乙烯與烷基化反應(yīng)原料苯、以及循環(huán)物料(第二烷基化反應(yīng)器出口的部分物料)混合后，直接進(jìn)入第二烷基化反應(yīng)器進(jìn)行反應(yīng)，第二和第三烷基化反應(yīng)器按正常工藝流程操作。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器(R-10804)的進(jìn)料包括來自多乙苯塔回流罐(D-10805)的循環(huán)多乙苯、苯塔側(cè)線抽出的

26、烷基轉(zhuǎn)移原料苯。多乙苯的進(jìn)料量采用流量控制，原料苯的流量根據(jù)多乙苯的流量采用比值控制。進(jìn)料混合物在烷基轉(zhuǎn)移原料加熱器(E-10805)中與烷基化液換熱至所需的溫度(初期175，末期235)，然后進(jìn)入烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器(R-10804)。反應(yīng)器的進(jìn)料溫度通過調(diào)節(jié)烷基轉(zhuǎn)移原料加熱器(E-10805)旁路中烷基轉(zhuǎn)移進(jìn)料的流量來控制。由于催化劑在生產(chǎn)過程中將緩慢失活，需要不斷提高反應(yīng)溫度以維持其活性。反應(yīng)物料自下而上經(jīng)過催化劑床層進(jìn)行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，整個(gè)床層的溫度幾乎相同。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器的出料在壓力控制下送入苯塔，通過壓力控制來保證烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器中的物料完全處于液態(tài)。2.2.4.2 苯原料預(yù)處理和乙苯精餾來

27、自界區(qū)外的新鮮苯，需經(jīng)過白土處理器(R-10805A/B)和分子篩處理器(R-10806)進(jìn)行原料的預(yù)處理，其中的堿性氮化物被吸附。經(jīng)過處理的新鮮苯與乙苯產(chǎn)品在乙苯/新鮮苯換熱器(E-10814)中被加熱至151后，與苯塔頂冷凝器(E-10809)的出料混合，進(jìn)入苯塔回流罐。苯塔回流罐(D-10802)的液位與分子篩處理器的出料流量串級(jí)控制。 烷基化和烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)過壓力控制閥之后，呈汽液兩相狀態(tài)進(jìn)入苯塔(T-10801)。苯塔(T-10801)塔頂汽相餾分在苯塔頂冷凝器(E-10809)中部分冷凝，并產(chǎn)生0.45MPaG的蒸汽。來自脫非芳塔(T-10804)塔釜的苯以及經(jīng)白土和分子篩劑處

28、理的補(bǔ)充新鮮苯，與呈汽液兩相的苯塔頂冷凝器(E-10809)的出料在管線中混合，進(jìn)一步冷凝該物流。兩相流進(jìn)入苯塔回流罐(D-10802)。在苯塔回流罐(D-10802)中汽液分離，一部分凝液在流量控制下經(jīng)苯塔回流泵(P-10804)送回塔頂作回流，另一部分作為原料苯，在流量控制下，由烷基化原料苯泵(P-10802)送至烷基化原料苯換熱器(E-10802)，返回烷基化反應(yīng)系統(tǒng)。苯塔回流罐(D-10802)設(shè)有分水包，以收集非正常狀況下分離出的游離水，9 / 16如果您需要使用本文檔，請(qǐng)點(diǎn)擊下載按鈕下載!收集的污水先排入地下分液罐，再適時(shí)排放到污水處理系統(tǒng)。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的原料苯由烷基轉(zhuǎn)移原料苯泵(

29、P-10803)從苯塔上部第4塊板抽出，控制一定的流量與多乙苯在R-10804進(jìn)料混合器(M-10805)中混合，進(jìn)入烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)系統(tǒng)。苯塔塔頂壓力與苯塔頂冷凝器殼程的壓力串級(jí)控制。需要時(shí)，塔頂壓力也可與苯塔回流罐的氣相出料量串級(jí)控制。苯塔再沸器(E-10808)采用4.2MPaG的蒸汽加熱，塔靈敏板溫度與加熱蒸汽流量串級(jí)，通過調(diào)節(jié)蒸汽流量，控制靈敏板的溫度。蒸汽凝液送入裝置的凝液回收系統(tǒng)。苯塔塔釜液位和塔釜出料流量串級(jí)控制，塔釜物料送至乙苯塔。來自苯塔回流罐(D-10802)的蒸汽在流量控制下進(jìn)入脫非芳塔(T-10804)的底部。脫非芳塔(T-10804)塔頂蒸汽在脫非芳塔頂空冷器(E-10

30、810)中冷凝冷卻至55，再在脫非芳塔頂水冷器(E-10811)中冷卻至40。其流出物進(jìn)入脫非芳塔回流罐(D-10803)，從罐中分出的不凝氣排至火炬。因含有少量的游離水，冷卻的液體將分為油相和水相。聚集在分水包中的水，在液位控制下排入地下排液罐(D-10811)，經(jīng)地下罐沉降后，用排水泵打到全廠污水處理系統(tǒng)。油相由苯及非芳烴組成，這些非芳是隨原料苯帶來的，并在脫非芳塔回流罐中逐漸富集。在液位控制下，脫非芳塔回流罐(D-10803)中大部分物料經(jīng)脫非芳塔頂泵(P-10805)，送回塔內(nèi)作回流。并根據(jù)非芳累積量的多少，適時(shí)將少量的非芳烴物料(富含苯)由非芳烴輸送泵(P-10812)送至界區(qū)外，防

31、止系統(tǒng)中非芳烴積累。塔底物料在液位控制下，經(jīng)脫非芳塔底泵(P-10806)送至苯塔回流罐。塔頂壓力采用分程控制器控制，該分程控制器在需要時(shí)向火炬中排出不凝氣體或補(bǔ)充氮?dú)?。苯?T-10801)塔底物料以汽液兩相進(jìn)入乙苯塔(T-10802)，塔頂汽相餾分在乙苯塔頂冷凝器(E-10813)中全部冷凝，并產(chǎn)生0.45MPaG蒸汽。E-10813中冷凝的液體進(jìn)入乙苯塔回流罐(D-10804)，經(jīng)乙苯塔頂泵(P-10807)升壓后，一部分凝液作為回流在流量控制下返回乙苯塔塔頂；另一部分為乙苯產(chǎn)品，在乙苯塔回流罐(D-10804)的液位控制下先與補(bǔ)充新鮮苯在乙苯/新鮮苯換熱器(E-10814)換熱至92左

32、右，再經(jīng)乙苯產(chǎn)品空冷器(E-10816)和乙苯產(chǎn)品冷卻器(E-10815)冷卻到40，送入中間罐區(qū)的乙苯產(chǎn)品罐。乙苯塔再沸器(E-10812)采用4.2MPaG的蒸汽加熱，塔的靈敏板溫度與蒸汽流量串級(jí)，通過調(diào)節(jié)蒸汽的流量來控制靈敏板的溫度。蒸汽凝液送入POSM裝置的凝液回收系統(tǒng)。乙苯塔塔釜液位和塔釜出料流量串級(jí)控制，塔底物料送至多乙苯塔。采用分程控制器控制乙苯塔塔頂壓力，該分程控制器在需要時(shí)排放不凝氣到界外處理(可焚燒)或補(bǔ)充氮?dú)狻?0 / 16如果您需要使用本文檔，請(qǐng)點(diǎn)擊下載按鈕下載!乙苯塔塔底物料呈氣液兩相進(jìn)入多乙苯塔(T-10803)，多乙苯塔是減壓塔，由多乙苯塔真空泵(SP-10801

33、)維持真空操作，真空泵以多乙苯作密封介質(zhì)。采用分程控制器，調(diào)節(jié)從真空泵出口返回真空泵入口的循環(huán)流量或補(bǔ)充氮?dú)庖钥刂贫嘁冶剿膲毫?。多乙苯塔真空泵分離的氣相物流經(jīng)真空密封罐(D-10808)排放到界區(qū)外(由工程設(shè)計(jì)單位結(jié)合POSM裝置統(tǒng)一考慮)；液相物流主要是多乙苯，返回多乙苯塔頂泵(P-10809)的入口。另外，從多乙苯塔頂泵(P-10809)的出口，間歇引出少量多乙苯經(jīng)多乙苯密封液冷卻器(E-10823)冷卻后，作為循環(huán)液供真空系統(tǒng)使用。多乙苯塔塔頂汽相餾分在多乙苯塔頂冷凝器(E-10818)中冷凝冷卻至148左右，并產(chǎn)生0.29 MPaG的低壓蒸汽，冷凝液進(jìn)入多乙苯塔回流罐(D-10805

34、)。多乙苯塔頂冷凝器中部分未冷凝的蒸汽和不凝氣，在多乙苯塔尾氣冷凝器中經(jīng)冷卻水冷卻至40 后，冷凝液進(jìn)入回流罐，一部分多乙苯在流量控制下由多乙苯塔頂泵(P-10809)送回多乙苯塔作回流； 其余的多乙苯在流量控制下，由多乙苯泵(P-10810)送回烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)系統(tǒng)。在多乙苯塔回流罐(D-10805)液位的控制下，合格的多乙苯物料經(jīng)多乙苯產(chǎn)品冷卻器(E-10821)冷卻后排至中間罐區(qū)多乙苯儲(chǔ)罐。多乙苯塔再沸器(E-10817)是降膜式蒸發(fā)器。塔底物料由多乙苯塔底泵(P-10808)提壓，一部分物料在流量控制下進(jìn)入多乙苯塔再沸器，用4.2MPaG的蒸汽進(jìn)行加熱，冷凝后的蒸汽凝液在多乙苯塔再沸器(E-108