POSM工藝流程說明

1、推薦精選2.2 工藝說明2.2.1 工藝生產(chǎn)方法POSM 裝置以丙烯和乙苯為原料，采用共氧化法生產(chǎn)環(huán)氧丙烷和苯乙烯單體。下面所示的簡化方塊總流程圖描述了采用均相鉬基環(huán)氧化催化劑的 POSM 技術(shù)。空氣100200EBEBHPMBAACPEB氧化濃縮300EBHPMBAACPEB環(huán)氧化/C3分離400粗POPO精制PO產(chǎn)品700600ACPACP加氫MBA脫水/SM精制500ACPMBAEB吸收/MBA分餾EB氫氣SM產(chǎn)品催化劑丙烯EB:乙苯PO:環(huán)氧丙烷SM:苯乙烯EBHP:乙苯過氧化氫ACP:苯乙酮MBA:甲基芐醇POSM工藝流程方塊圖EBMBAMBAACPEB 2.2.2 工藝流程說明2.

2、2.2.1 過氧化反應(yīng)（100）100 單元的目的是通過乙苯與空氣中的氧在液相發(fā)生過氧化放熱反應(yīng)生成乙苯過氧化氫（EBHP） ，反應(yīng)方程式如下：在 145和 0.24MPaG 下，乙苯和空氣中的氧通過兩個非催化、液相、串聯(lián)氧化反應(yīng)器反應(yīng)生成乙苯過氧化氫（EBHP） 。副產(chǎn)物主要是甲基芐醇（苯乙醇） （MBA）和苯乙酮（ACP） ，此外還有醛、酚、酸和酯以及重組分等，通過保持乙苯低轉(zhuǎn)化率以減少副產(chǎn)品的生成。經(jīng)過每個反應(yīng)器的轉(zhuǎn)化率為 5-10%，經(jīng)過兩個反應(yīng)器后 EBHP 的濃度為 8-10%wt。液相反應(yīng)產(chǎn)物從反應(yīng)器出來送至 200 濃縮單元，反應(yīng)器頂部氣相進(jìn)入到乙苯回收塔底部與頂部的新鮮乙苯以

3、及和來自 200 和 500 單元的循環(huán)乙苯逆流接觸以回收反應(yīng)熱。冷凝下來推薦精選的乙苯、新鮮乙苯以及循環(huán)乙苯從乙苯回收塔底部進(jìn)入到氧化反應(yīng)器作為液相進(jìn)料?？諝馔ㄟ^空氣壓縮機鼓泡進(jìn)入反應(yīng)器。反應(yīng)循環(huán)氣通過循環(huán)氣壓縮機在反應(yīng)器和乙苯回收塔之間建立循環(huán)氣回路以控制反應(yīng)的溫度，循環(huán)氣通過分布器進(jìn)入到反應(yīng)器。乙苯回收塔頂部尾氣用推薦精選500 單元的貧油洗滌以回收未冷凝的有機物，使尾氣中的有機物含量降到非常低的水平后，送入催化轉(zhuǎn)換單元。在催化轉(zhuǎn)換單元，尾氣中殘留的有機物被破壞后，排放至大氣。乙苯對乙苯過氧化氫的選擇性與氧化反應(yīng)器中的氧氣分壓，反應(yīng)器的段數(shù)，乙苯的停留時間以及乙苯轉(zhuǎn)化率有關(guān)。2.2.2.

4、2 乙苯過氧化氫（EBHP）濃縮（200）200 單元用二效蒸發(fā)系統(tǒng)濃縮 100 單元的乙苯過氧化氫至 40%wt?；厥盏?EB 循環(huán)返回到過氧化單元。濃縮的氧化物送到 300 環(huán)氧化反應(yīng)單元。氧化反應(yīng)器出來的反應(yīng)產(chǎn)物進(jìn)入到第一濃縮塔中，在 0.044MPaA 壓力下，進(jìn)料中少于 40%wt 的乙苯從塔頂蒸出，其首先在第二濃縮塔的再沸器中冷凝，液化潛熱為第二縮塔提供塔釜熱源，未冷凝汽相用冷卻水冷卻?；厥盏囊冶酵ㄟ^乙苯回收塔返回到氧化反應(yīng)器。塔釜液作為進(jìn)料泵送至第二濃縮塔。第一濃縮塔用低壓蒸汽作為再沸器熱源。利用液環(huán)泵和蒸汽噴射系統(tǒng)提供操作所需的真空。在第二濃縮塔，乙苯過氧化氫釜液進(jìn)一步被濃縮到

5、 40%wt，然后送入 300 單元作為環(huán)氧化反應(yīng)進(jìn)料。塔頂蒸出多余的乙苯，用冷卻水冷卻后和第一濃縮塔塔頂乙苯混合后返回過氧化反應(yīng)系統(tǒng)。兩級蒸汽噴射泵系統(tǒng)為第二濃縮塔提供操作所需真空。 2.2.2.3 環(huán)氧化反應(yīng)/C3 分餾（300）（1）環(huán)氧化反應(yīng)在約 100和 4.0MPa，在專有鉬催化劑存在下，濃縮后的 EBHP 與丙烯發(fā)生液相環(huán)氧化反應(yīng)，生成環(huán)氧丙烷（PO）和 MBA。維持丙烯的低轉(zhuǎn)化率，以減少副產(chǎn)品的生成。通過氣化液態(tài)丙烯除去反應(yīng)熱。經(jīng)過兩個水平布置的串聯(lián)反應(yīng)器后，EBHP 的轉(zhuǎn)化率為 99%wt，PO 對 EBHP 的摩爾選擇性為90%。（2）C3 分餾以及粗分餾以及粗 PO 回收

6、（廢堿液來源回收（廢堿液來源 1：酚、有機雜質(zhì)、環(huán)氧化催化劑）：酚、有機雜質(zhì)、環(huán)氧化催化劑）這個子單元的目的是用一系列分餾塔從 PO 和 C8 組分中回收丙烯，分離出原料附帶的丙烷和乙烷，以防止其在反應(yīng)循環(huán)氣中的積累。環(huán)氧化反應(yīng)器的氣液相進(jìn)入到高壓脫丙烷塔，塔頂操作壓力為 1.95MPaG，使冷卻水恰好能冷凝塔頂丙烯氣，冷凝下來的丙烯和新鮮丙烯一起作為環(huán)氧化反應(yīng)的丙烯進(jìn)料。低壓蒸汽作為塔底再沸器熱源，塔釜液經(jīng)過一系列堿洗和水洗以去除影響苯乙烯質(zhì)量的酚及塔釜液經(jīng)過一系列堿洗和水洗以去除影響苯乙烯質(zhì)量的酚及其他有機雜質(zhì)和環(huán)氧化反應(yīng)催化劑。裝置內(nèi)污水池和分離罐收集的有機物也間斷送入到此其他有機雜質(zhì)和

7、環(huán)氧化反應(yīng)催化劑。裝置內(nèi)污水池和分離罐收集的有機物也間斷送入到此堿洗和水洗系統(tǒng)，以回收有機物。堿洗和水洗系統(tǒng)，以回收有機物。高壓脫丙烷塔塔頂不凝氣體通過乙烷壓縮機增壓后送到脫乙烷塔，操作壓力為2.9MPaG，使冷卻水恰好能冷凝塔頂絕大部分的丙烯和丙烷氣，塔頂不凝氣用丙烯制冷的尾氣深冷器冷凝以減少丙烯損失。脫乙烷塔塔頂不凝氣主要是乙烷、進(jìn)料中的輕組分、環(huán)氧化反應(yīng)中生成的 CO 和 CO2，并入到裝置連續(xù)火炬氣系統(tǒng)。高壓脫丙烷塔塔頂冷凝的部分液相物料送入 C3 分離塔，分離出原料丙烯中帶入的丙烷，以控制丙烯反應(yīng)循環(huán)氣中的丙烷含量。塔操作壓力為推薦精選1.95MPaG，用冷卻水冷凝丙烯并返回到高壓脫

8、丙烷塔作為環(huán)氧化反應(yīng)的進(jìn)料。低低壓蒸汽作為 C3 分離塔的再沸器熱源。塔底物側(cè)線采出物主要是丙烷，可以作為燃料使用。為減少 MBA 和 PO 的損失，必須控制脫丙烷塔塔底溫度，單一脫丙烷塔并不能去除全部丙烯，低壓脫丙烷塔可以脫除 PO 中殘留的丙烯。低壓脫丙烷塔優(yōu)化的操作壓力為0.28MPaG，在此壓力下，低壓脫丙烷塔塔釜溫度不宜過高，用以控制 MBA 和 PO 的損失，同時可以有效地脫除殘留的丙烯。由于此塔操作壓力較低，從經(jīng)濟上來說冷凝塔頂氣相是不合理的，巧妙地采取了冷卻部分進(jìn)料作為塔頂回流。塔頂丙烯氣用丙烯循環(huán)壓縮機增壓后輸送到高壓脫丙烷塔。低壓蒸汽作為低壓脫丙烷塔的再沸器熱源。低壓脫丙烷

9、塔塔釜液送入粗 PO 塔以分離 PO 和 C8 組分等重組分。塔操作微正壓0.035MPaG，以維持穩(wěn)定操作和 PO 產(chǎn)品質(zhì)量。塔頂?shù)拇?PO 送入到 400 精制單元，塔釜C8 等重組分送入 500 單元以回收乙苯，分餾 MBA。一部分塔底物作為界區(qū)外 PO 排放氣洗滌吸收貧油，吸收 PO 的富吸收液返回到此塔的進(jìn)料。2.2.2.4 PO 精制（400）來自 300 單元的粗 PO 在 PO 精制單元通過一系列的分餾和萃取精餾脫除粗 PO 中含有的反應(yīng)副產(chǎn)物，以生產(chǎn)商品級環(huán)氧丙烷產(chǎn)品。粗 PO 中含有揮發(fā)度大于 PO 的雜質(zhì)如 C3、C4 組分，及揮發(fā)度小于 PO 的氧化物如甲醇，此外還含有

10、與 PO 揮發(fā)度相當(dāng)?shù)?C5、C6 組分。為脫除所有雜質(zhì)，PO 精制過程中同時采用了一般精餾和萃取精餾。從 300 單元來的粗 PO 首先進(jìn)入到脫乙醛塔，以脫除比 PO 輕的組分如乙醛和輕烴。含有雜質(zhì)的塔頂不凝氣作為燃料，送入裝置連續(xù)火炬氣系統(tǒng)。塔頂氣用冷卻水冷凝，塔釜再沸器的熱源利用熱集成，不足的部分用低壓蒸汽補充。脫乙醛塔釜液進(jìn)料至脫重組分塔。脫重組分塔脫除比 PO 重的 PEG、乙苯以及進(jìn)料中約 50%的水，其作為液體燃料并入到本裝置副產(chǎn)混合醇類燃料系統(tǒng)。塔頂用冷卻水冷卻后送入溶劑輕組分塔。塔底再沸器的 50%熱源來自熱集成，不足部分用低壓蒸汽加熱。溶劑輕組分塔利用萃取精餾脫除 PO 含

11、有的微量殘余雜質(zhì)如乙醛、甲醇以及水等。萃取溶劑為正辛烷。正辛烷具有改變雜質(zhì)對 PO 的相對揮發(fā)度的能力，使那些正常情況下比 PO 重的組分如水和甲醇等可以從塔頂餾出，而 PO 溶解在正辛烷中，從塔釜排出，送入萃取塔。溶劑正辛烷隨回流一起從塔頂加入，正辛烷對進(jìn)料中 PO 的重量比率為 5:1。塔頂含有乙醛、甲醇的水相送入一個小的洗滌塔以回收殘留的 PO 后送入廢水汽提單元。溶劑輕組分塔的塔釜再沸器的熱源來自抽提塔塔釜液的熱集成，塔頂用冷卻水冷凝。PO 作為產(chǎn)品從萃取塔塔頂抽出，用冷卻水冷卻后，進(jìn)一步用冷凍水冷卻送出界區(qū)外。塔底全部的溶劑和 C6 烷烴先用作溶劑輕組分塔的再沸器熱源，然后分流，30

12、%的塔釜液進(jìn)入溶劑汽提塔，其余 70%的塔釜液進(jìn)入脫乙醛塔的再沸器進(jìn)一步回收熱量后作為溶劑輕組分塔的溶劑進(jìn)料。萃取塔用中壓蒸汽作為再沸器的熱源。溶劑汽提塔利用中壓蒸汽汽提出從粗 PO 中捕捉到的烴，主要是 C5 和 C6 烷烴，作為副產(chǎn)醇類燃料排出。塔釜潔凈的溶劑經(jīng)過冷卻后作為萃取塔的新鮮溶劑進(jìn)料。2.2.2.5 EBEB 回收回收/MBA/MBA 分餾（分餾（500500） （廢堿液來源（廢堿液來源 2 2：有機酸及酚）：有機酸及酚）500 單元主要有兩個目的：從環(huán)氧化反應(yīng)物流中回收 EB，以循環(huán)到氧化單元，提純MBA 和 ACP 以供 600 單元進(jìn)一步處理。此單元的塔全部真空操作以降低塔

13、釜溫度使其不超出 170。在 170以上，MBA易脫水生成苯乙烯，同時也加重了苯乙烯的聚合和結(jié)垢現(xiàn)象。乙苯塔進(jìn)料為從 300 單元粗 PO 塔分離出的 C8 物流、來自 700 單元的加氫物流以及推薦精選從 100 單元來的富吸收液，在 20kPa 真空下乙苯從塔頂蒸出，用冷卻水冷凝后與從界區(qū)外來的新鮮乙苯混合后，推薦精選用堿洗脫除殘余的有機酸和酚作為 100 單元過氧化反應(yīng)的進(jìn)料。塔釜液送入 MBA塔。塔釜再沸器用中壓蒸汽加熱。在 MBA 塔中，大部分的 MBA 和全部的 ACP 在 26.7kPa 下從塔頂蒸出，經(jīng)過和鍋爐給水換熱產(chǎn)生低低壓蒸汽回收能量冷凝后送入 MBA 輕組分塔進(jìn)一步脫除

14、雜質(zhì)。MBA 塔釜液送入 MBA 汽提塔。MBA 汽提塔，在 2.0kPa 壓力下，用中壓蒸汽作為再沸器熱源把 MBA 從重組分中汽提出來，汽相直接返回 MBA 塔。重組分作為燃料送出界區(qū)。在 MBA 輕組分塔中脫除影響苯乙烯質(zhì)量和色澤的雜質(zhì)如苯乙醛等。此塔的操作壓力也是 20kPa，塔頂蒸汽經(jīng)冷卻水冷凝后，含有雜質(zhì)的餾出物作為燃料采出。塔釜液作為600 單元的進(jìn)料。中壓蒸汽作為再沸器的熱源。2.2.2.2.2.2.6 6 脫水脫水/SM/SM 精制（精制（600600） （廢堿液來源（廢堿液來源 3-3-苯乙烯精制流程苯乙烯精制流程: :酸性催化劑、有酸性催化劑、有機酸、酚）機酸、酚）600

15、 單元的目的是通過甲基芐醇 MBA 液相催化脫水反應(yīng)生成粗苯乙烯。粗苯乙烯經(jīng)過一系列真空塔精制為苯乙烯產(chǎn)品，TBC 及各種阻聚劑加入到塔中，以防止苯乙烯聚合。從 500 單元 MBA 輕組分塔的塔釜液進(jìn)入到兩個并聯(lián)的 MBA 脫水反應(yīng)器中。利用高壓蒸汽，通過反應(yīng)器內(nèi)的蒸汽盤管向 MBA 脫水生成苯乙烯的吸熱反應(yīng)以及氣化苯乙烯提供所需的熱量。反應(yīng)器頂部裝有洗滌作用的洗滌塔。反應(yīng)溫度約 210，壓力為 26.7kPa，反應(yīng)后苯乙烯和水立即氣化，經(jīng)過洗滌塔洗滌后進(jìn)入水冷冷凝器，水相和烴相在傾析器中分離，烴相送入精制部分。部分水作為回流送入洗滌塔，其余水作為堿洗單元的補充水。一小部分反應(yīng)重組分從反應(yīng)器

16、底抽出，作為液體燃料，送入全廠燃料系統(tǒng)。從反應(yīng)器出來的粗苯乙烯首先通過堿洗以除去夾帶的酸性催化劑以及少量的有機酸和酚雜質(zhì)。堿洗后的廢堿液和 300 單元的廢堿液混合后送至界區(qū)外廢堿液焚燒處理。堿洗后粗苯乙烯送入輕組分塔。在輕組分塔中從塔頂脫除水和乙苯等輕組分。其操作壓力為 6.0kPa，以低低壓蒸汽為再沸器熱源。塔頂為水冷冷凝輕組分。塔釜液進(jìn)料到苯乙烯塔。在苯乙烯塔中，輕組分塔進(jìn)料的 99.8%的苯乙烯可以從塔頂精制出來，苯乙烯產(chǎn)品濃度為 99.95%。苯乙烯產(chǎn)品冷卻到 10后送入罐區(qū)貯存外賣。苯乙烯塔操作壓力3.9kPa，塔頂用冷卻水冷凝，塔釜用低低壓蒸汽作為再沸器熱源。含有全部的 ACP

17、和未反應(yīng)的 MBA 以及一定量苯乙烯的塔釜液進(jìn)入到苯乙烯回收塔，從塔頂汽提出純度為 85-90%的苯乙烯返回到苯乙烯塔塔釜。塔釜液含有全部的 ACP 進(jìn)入到 700 單元。苯乙烯回收塔操作壓力為 3.6kPa。2.2.2.7 ACP 加氫（700）700 單元的目的就是把 ACP 轉(zhuǎn)化為 MBA，在約 55和 2.0MPa 下，在兩個串聯(lián)固定床反應(yīng)器中對在氧化和環(huán)氧化反應(yīng)中生成的 ACP 進(jìn)行催化加氫。600 單元的苯乙烯回收塔塔釜液進(jìn)入加氫進(jìn)料預(yù)分餾塔，該塔操作壓力為 2.7kPa；含有全部的 ACP 塔頂汽用冷卻水冷凝后送入加氫進(jìn)料緩沖罐。 從塔底抽出小部分重組分作為殘油送入全場燃料油系統(tǒng)

18、。推薦精選在加氫緩沖罐中 ACP 用乙苯稀釋到 50%，加熱到 50和氫氣混合后送入加氫反應(yīng)器。氫氣與 ACP 的摩爾比稍大于 1。加氫反應(yīng)器為立式裝有商業(yè)加氫催化劑的固定床反應(yīng)器。第一加氫反應(yīng)器出料用冷卻水冷卻，以除去反應(yīng)熱，降溫后的反應(yīng)物料進(jìn)入第二加氫反應(yīng)器。在第二反應(yīng)器出口，ACP 的轉(zhuǎn)化率為 95%。反應(yīng)出料進(jìn)入閃蒸罐，降壓到0.4MPaG, 未反應(yīng)的氫氣閃蒸進(jìn)入到連續(xù)火炬氣排放總管。液相送入 500 單元進(jìn)一步處理。2.2.2.8 界區(qū)內(nèi)的公用工程和輔助單元（900）900 單元主要包括蒸汽及冷凝水回收系統(tǒng)、催化轉(zhuǎn)換系統(tǒng)、堿液廢水收集系統(tǒng)、火炬排放氣系統(tǒng)、工藝排污及收集、以及界區(qū)內(nèi)公

19、用工程的分配系統(tǒng)。（1）蒸汽及冷凝水回收系統(tǒng)POSM 裝置的蒸汽系統(tǒng)分五個壓力等級（見蒸汽等級表） 。表 2.2-1 蒸汽等級表序號等級名稱壓力(MpaG)溫度(C)1高高壓蒸汽 1（HPS1)4.23782高壓蒸汽 2(HPS2)3.83733中壓蒸汽(MPS)2.02244低壓蒸汽(LPS)0.451565低低壓蒸汽(LLPS)0.29150本裝置蒸汽系統(tǒng)僅高高壓蒸汽和高壓蒸汽與全廠蒸汽系統(tǒng)相連。裝置所需 4.2MPaG高高壓蒸汽由動力中心專線供給，主要用于工藝加熱用戶；裝置所需 3.8MPaG 高壓蒸汽來自全廠高壓蒸汽管網(wǎng)，主要用于驅(qū)動泵和壓縮機透平。裝置中空氣壓縮機采用抽凝式透平驅(qū)動，抽汽為中壓蒸汽。丙烯循環(huán)壓縮機采用抽背式透平驅(qū)動，排汽為低低壓蒸汽，抽汽為中壓蒸汽。丙烯循環(huán)泵采用背壓式透平驅(qū)動，排汽為低低壓蒸汽。循環(huán)氣壓