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文檔簡介

1、苯乙烯裝置工藝流程敘述一、乙苯工藝流程簡述本工藝包設計的乙苯裝置界區(qū)內(nèi)包括烴化反應系統(tǒng)(亦稱烴化反應系統(tǒng))、苯回收系統(tǒng)、乙苯回收系統(tǒng)、多乙苯回收系統(tǒng)、烷基轉(zhuǎn)移反應系統(tǒng)(亦稱反烴化反應系統(tǒng))。為解決反應器在再生時停產(chǎn)影響,也是為了規(guī)避放大風險,烴化反應系統(tǒng)設計成反應器R-2101A/B、加熱爐F-2101A/B、換熱器 E-2101A/B ; E-2102A/B ; E-2103A/B 兩套并聯(lián)操作。來自罐區(qū)的新鮮苯、油水分離器的回收苯、精餾工段回收的循環(huán)苯在T-2201苯回收塔匯合,用苯循環(huán)泵P-2201A/B泵入苯進料氣化器E 2101A/B的殼程,管程的高壓蒸汽將其加熱而氣化,氣 相苯分別

2、進入兩套苯換熱器 E 2103A/B的殼程,與管程的高溫反應器出料換熱而被過熱。過熱后的 苯被分成兩股:主苯流和急冷苯流。主苯流進入反應器進料加熱爐F-2101A/B被加熱到反應溫度,進入烴化反應R-2101A/B 。界區(qū)外的原料乙醇用乙醇進料泵 P-2101A/B加壓,進入工藝水換熱器 E-2204 ,與苯塔回流罐 底部排出的油水混合物換熱回收熱量,溫度升至接近泡點,導入E-2102A/B乙醇蒸發(fā)器,用高壓蒸汽將其氣化,分段進入兩臺并聯(lián)的烴化反應器。在R 2101A/B中,乙醇發(fā)生脫水反應生成乙烯與水蒸汽,繼而苯和乙烯發(fā)生烴化反應,生成乙苯及少量二乙苯、多乙苯等。為穩(wěn)定反應器的溫度,每段催化

3、劑床層之間都有與進料乙醇蒸氣相混合的急冷苯進入,使反應溫度在適當范圍內(nèi)。反應器出料依次通過苯換熱器E 2103A/B管程和苯回收塔再沸器E 2201管程被冷卻后,便進入苯回收塔T 2201進行精餾分離。T 2201塔頂餾出苯、 水和輕組分尾氣,塔底則采出粗乙苯。罐區(qū)來的新鮮苯用新鮮苯泵P 2302A/B加壓后通過乙苯/苯換熱器冷E-2208與來自乙苯塔回流泵的產(chǎn)品熱乙苯換熱,進入苯塔回流罐V 2201,補充回流罐的液位。苯塔回流泵將回流罐的一部分苯打入T 2201塔頂。T 2201塔底采出的粗乙苯則送至乙苯回收塔T 2202進一步加工。在T-2201塔頂共沸餾出的水冷凝進入回流罐 V-2201

4、 ,由于高溫下苯與工藝水有乳化現(xiàn)象,將 大部分是水的乳化液從回流罐底部導出,與乙醇進入反應器的量按1:1的比例排入工藝水換熱器E-2204B管程,將熱量交換給進料乙醇,然后進一步進入工藝水冷卻器E-2205殼程,用循環(huán)水冷卻到40 C-15 C消除乳化現(xiàn)象,進入油水分離系統(tǒng),分出的工藝水經(jīng)汽提脫苯后作為廢熱回收系統(tǒng)的補 充水,苯則回用。苯塔回流罐V-2201導出的氣相進入苯塔尾冷器,將水蒸汽與苯進一步冷凝下來,凝液自流到 V-2201底部乳化液導出管,不凝氣則通過苯塔的壓力控制排放到反烴化加熱爐F-2102進口,進一步利用回收其中的乙烯與苯。在乙苯塔T-2202中,塔頂氣在乙苯塔冷凝器 E 2

5、207管程被軟水冷凝,進入乙苯塔回流罐 V 2202。一部分作為回流液打回T 2202,另一部分熱乙苯通過乙苯/苯換熱器E 2208將熱量傳 給來自罐區(qū)的新鮮苯,作為本單元的精制乙苯產(chǎn)品而輸往苯乙烯單元或罐區(qū),E 2202中的軟水則被蒸發(fā)成低壓蒸汽送苯乙烯工段綜合利用。T 2202塔底采出物送入多乙苯(PEB)回收塔T 2203實現(xiàn)精餾分離??裳h(huán)組分二乙苯由 T 2203塔頂餾出,通入PEB回收塔冷凝器E 2211管程,同殼程的水換熱而被冷卻冷凝。冷凝液 在PEB回流罐V 2203中實現(xiàn)汽/液分離。二乙苯被泵送到F2102導入反烴化反應系統(tǒng)進行烷基 轉(zhuǎn)移反應以增產(chǎn)乙苯。由 V 2203析出的

6、不凝氣則被PEB塔真空泵P 2206A/B抽吸,從而使二乙 苯回收塔T 2203實現(xiàn)真空操作。T 2203塔底產(chǎn)物多乙苯殘油送至界外。由二乙苯回流泵P-2205A/B排出的二乙苯與來自E 2208的新鮮苯匯合,一同進入反烴化加 熱爐F 2102對流段預熱,先后進入反烴化加熱器E 2104A與反烴化換熱器E 2104B,被中壓蒸汽完全氣化,并回收反烴化出料熱量,返回F-2102對流段,被進一步加熱到反烴化反應溫度,再被導入反烴化反應器 R 2102。在R 2102中,PEB同苯發(fā)生烷基轉(zhuǎn)移反應,生成乙苯。R-2102的出料先后通過反烴化換熱器 E 2104B的管程和反烴化反應器出料蒸汽發(fā)生器E

7、2105的管程而被冷卻冷凝,進而被導入反烴化產(chǎn)物閃蒸罐V 2205。在V2205中,比苯更易揮發(fā)的組分從罐頂 頂氣相口逸出,經(jīng)尾冷器 E 2215冷凝冷卻后,排出系統(tǒng)。苯和比苯更重的組分(乙苯、多乙苯等) 則由V 2205罐底排出,用閃蒸罐底泵 P 2207送到苯回收塔T 2201。催化劑再生:考慮切換方便與節(jié)省電能,不設置專門的再生氣加熱爐,催化劑再生系統(tǒng)的再生氣加熱爐即苯加熱爐F 2101A/B 與反烴化加熱爐F 2102。再生氣熱交換器即E 2103A/B 與E 2104A/B。本工藝中無論烴化反應器還是反烴化反應器,當催化劑因結焦而減活或失活后,都可以進行反應 器體內(nèi)燒焦再生。催化劑再

8、生的方法是由氮氣和工業(yè)風(空氣)按規(guī)定的比例配制成再生氣,在一定 溫度和壓力下流經(jīng)催化劑床層。因長期運行而結焦并失活的烴化催化劑或烷基轉(zhuǎn)移催化劑上的焦碳和(或)焦油接觸再生氣后發(fā)生氧化反應(燃燒)生成 CO2或(和)CO,催化劑在燒掉結焦后便在一 定程度上恢復活性。再生時,通過調(diào)節(jié)再生氣中O2含量,嚴格控制燒焦過程催化劑床層的峰值溫度。這里再生氣是通過再生氣循環(huán)壓縮機C 2101循環(huán)使用,以節(jié)省氮氣。返回的再生氣通過換熱器回收熱量后,進入再生氣冷卻器 E 2106將溫度冷卻到C 2101能接受的程度,并在再生氣緩沖缸 V 2101分離除去燒焦油產(chǎn)生的冷凝水,返回 C 2101。用再生氣壓力調(diào)節(jié)

9、系統(tǒng)將多余的再生氣排 出。二、脫氫工藝流程簡述1、脫氫反應部分(1 )乙苯蒸發(fā)及脫氫部分:來自0.35MPa蒸汽管網(wǎng)的蒸汽經(jīng)主蒸汽分液罐(V-2301)分液后進入蒸汽過熱爐(F-2301)A室, 加熱到836 C后進入第二脫氫反應器(R-2302)頂部的再熱器,出來的蒸汽降溫至604 C進入蒸汽過熱 爐(F-2301)B室,加熱至815 C后進入第一脫氫反應器(R-2301)底部的混合器。來自中間罐區(qū)的新鮮乙苯與來自苯乙烯分離部分的循環(huán)乙苯混合后,再與來自0.35MPa蒸汽管網(wǎng)的蒸汽按照最低共沸組成控制流量進入乙苯蒸發(fā)器(E-2304)殼程。乙苯蒸發(fā)器(E-2304)管程用0.35MPa蒸汽作

10、為熱源,蒸發(fā)溫度95 C。從乙苯蒸發(fā)器(E-2304)出來的乙苯/水混合物蒸汽經(jīng)過熱器 (E-2301)回收脫氫產(chǎn)物熱量達到 500 C左右后進入第一脫氫反應器(R-2301)底部的混合器與蒸汽過熱爐(F2301B )的過熱蒸汽混合溫度達627 C,壓力54kPa(A)立即進入。第一脫氫反應器(R-2301) 催化劑床層,乙苯在負壓絕熱條件下發(fā)生脫氫反應。由于乙苯脫氫反應為吸熱反應,第一反應器流出 物溫度降至547 C。出料經(jīng)第二脫氫反應器(R-2302)頂部的再熱器(E-2300 )加熱至632 C后進入 第二脫氫反應器(R-2302)催化劑床層。實現(xiàn)第二階段負壓絕熱脫氫反應。乙苯分別經(jīng)歷了

11、在R-2301 和R-2302中完成的二個階段絕熱脫氫反應后,溫度為583 C的反應產(chǎn)物從R-2302中排出,首先進入(乙苯)過熱器(E-2301)管程,同殼程的進料乙苯換熱后,降溫至347 C后進入低壓廢熱鍋爐(E-2302) 的管程,加熱殼程的鍋爐給水,在殼程產(chǎn)生350KpaG蒸汽反應產(chǎn)物自身溫度便降至160 C,并進入低低壓廢熱鍋爐(E-2303)的管程。由于E-2303處于較低的壓力下,絕壓緊29Kpa,自E-2303流出 的溫度降至120 C的反應產(chǎn)物仍呈氣態(tài),被導入下游的工藝凝液處理系統(tǒng)及尾氣處理系統(tǒng)作進一步加 工。中壓廢熱鍋爐(E-2302)產(chǎn)生0.35MPa飽和蒸汽經(jīng)汽包(V-

12、2303)送0.35MPa蒸汽管網(wǎng),低壓廢熱 鍋爐(E-2303)產(chǎn)生0.04MPa飽和蒸汽送0.04MPa蒸汽管網(wǎng)。由低壓廢熱鍋爐(E-2303)出來的脫氫產(chǎn)物壓力29kPa(A),同尾氣處理系統(tǒng)解析塔(T-2303 )塔 頂排出的氣流匯成的物流,進入急冷器(X-2301 )。在此噴入溫度為51 T左右的急冷水,同氣流發(fā)生 直接接觸換熱,反應產(chǎn)物氣流被急驟冷卻到69 C左右(仍呈氣態(tài)),從急冷器(X-2301 )流出,繼而進入主冷凝器(E-2305)的管程,被冷卻到54 C (呈氣、液兩相),并實現(xiàn)分離。主冷器(E-2305 )冷 卻后的氣體同來自氣提塔冷凝器(E-2307)殼程的氣態(tài)物流匯

13、合并導入后冷器(E-2306)殼,被管程的冷 凍水進一步冷卻到38 C左右,可冷凝組分被進一步冷凝下來,未冷凝的尾氣則排向尾氣處理系統(tǒng)。主冷凝器(E-2305)排出的凝液同后冷器(E-2306)排出的凝液匯合,并集合其它物流,混合液溫度約為 51 C,進入油水分離器(V-2305)實現(xiàn)脫氫液同水的分離。油水分離器(V-2305)頂部設置管線同主冷器(E-2305 )管程氣體出口管線連通,使油水分離器(V-2305)釋放出來的不凝性氣體得到排放,并借此達到壓力平衡,以便于物流進入油水分離器(V-2305) o(2 )工藝凝液處理及汽提部分:進入油水分離器(V-2305)的液體溫度51 C,分層后

14、上層油相為脫氫液,經(jīng)擋板流入油相收集室 由脫氫液泵(P-2301)送往苯乙烯分離部分的粗苯乙烯塔(T-2401)?;蜉斔椭撩摎湟簝蕖O聦铀酁?含油工藝凝液,由冷凝液泵(P-2302)輸送,經(jīng)過聚結器(V-2312),進一步實現(xiàn)油/水分離。所得油相 工藝凝液由聚結器(V-2312 )頂部溢出,返回油水分離器(V-2305);所得水相工藝凝液自聚結器(V-2312 )底部排出,一部分凝液進入急冷器(X2301 )另一部分凝液經(jīng)過過濾器,進入汽提塔冷 凝器(E-2307)的管程與殼程溫度為77 C左右的氣提塔頂氣換熱,繼而進入混合器(X-2302 ),同350KPaG蒸汽直接混合升溫至77 C左

15、右后作為汽提塔進料進入汽提塔(T-2301)頂部。汽提塔(T-2301) 是一座篩板塔。它的底部通入的是 40KpaG的低低壓蒸汽,通過水蒸氣的氣提作用,脫除自塔頂流下 的工藝凝液中的烴類物質(zhì)。由該塔塔頂排出溫度為77 T左右的烴-水蒸汽混合物在汽提塔冷凝器(E-2307 )中同汽提塔進料換熱而被冷卻冷凝,所得71 T左右的冷凝液返回油水分離器(V-2305),未冷凝的氣體同主冷器(E2305)管程排放的未冷凝氣體匯合成的物流進入后冷器(E2306 ) 汽提塔 塔底溫度為82 C左右的約為61.5t/h工藝凝液從塔底排出,經(jīng)汽提塔釜液泵P-2303增壓后,進入工 藝水處理器(V-2306A/B

16、 )加以處理,大部分作為鍋爐給水排至界外,小部分則進入工藝凝液冷卻器(E-2308 )的殼程,經(jīng)冷卻水冷卻后,進入尾氣壓縮機(C-2301 )作為噴淋水。汽提塔(T-2301 ) 處于負壓操作工況,其負壓由尾氣壓縮機(C-2301 )產(chǎn)生。投料試車期間C-2301尚未啟用時,負壓 則由開車用噴射泵(P-2307 )產(chǎn)生。(3 )尾氣壓縮機吸收部分:進入壓縮機吸入罐(V-2307)的脫氫尾氣由尾氣壓縮機(C-2301)抽吸,經(jīng)壓縮升壓至60KPaG進入 壓縮機排出罐(V-2310)切除水分,不凝氣經(jīng)尾氣冷卻器(E-2309)及(E-2310 )冷卻后進入吸收塔(T-2302)下部,吸收塔(T-2

17、302)頂用來自吸收劑冷卻器(E-2311)的貧油洗滌,吸收塔(T-2302)釜液 由吸收塔塔釜泵(P2305)輸送經(jīng)吸收劑換熱器(E-2312A/B)回收熱量后進入解析塔(T-2303)頂部,在解 析塔底部通入40KPaG蒸汽。吸收塔釜液經(jīng)過汽提解析后變?yōu)樨氂?,由解析塔塔釜?P-2306)輸送經(jīng)吸收劑換熱器(E-2312A/B)回收熱量和吸收劑冷卻器(E-2311)冷卻后進入吸收塔(T-2303)頂部。解析 塔頂氣體去主冷凝器(E-2305)。另外需要注意由于 C-2301排出的粗氫氣中含有相當數(shù)量的水,這些水會在T-2302塔釜沉積下來,故在 T-2302塔釜下端設有沉降區(qū),沉積下來的水

18、排往V-305。2、苯乙烯精餾部分(1)苯乙烯粗餾:來自300號P-2301的脫氫液同來自苯乙烯精餾系統(tǒng)焦油P-2409的循環(huán)焦油(內(nèi)含無硫阻聚劑NSI)和來自NSI輸送泵P-2412的NSI溶液在X-2401處得到混合,并通過一過濾器后進入苯乙 烯塔T-2401中上部。T-2401是一座在負壓條件下操作操作的分餾塔,采用金屬規(guī)整填料。塔頂操 作壓力約為12Kpa,操作溫度約為71C ;塔底操作壓力約為21 Kpa ,操作溫度約為96 °C .脫氫液在 該塔中脫除沸點比苯乙烯低的乙苯、甲苯、苯及更輕的組分。這些比苯乙烯輕的組分從T-2401塔頂餾出,進入粗塔冷凝器E-2402殼程,得

19、到的溫度為45 C左右的凝液排至粗塔回流罐 V-2401。然后, 用粗塔回流泵P-2402自V-2401中抽出凝液,一部分凝液作為回流液返回T-2401塔頂;一部分凝液作為液環(huán)式真空泵P-2402和P-2410的補充工作液;其余排向乙苯回收塔T-2402作進一步加工。 粗塔冷凝器E-2402殼程中未冷凝氣體進入粗鹽冷器 E-2403,被管程的0度冷凍液進一步冷卻到9度 左右,產(chǎn)生的凝液進入臥置的真空泵密封罐V-2404并實現(xiàn)氣液分離,所得凝液通入粗塔回流泵P-2402的進口管線;V-2404中產(chǎn)生的少量尾氣進入尾氣冷凝器 E-2422的殼程,經(jīng)管程的0度冷凍 液冷卻后,凝液返回V-2404,而

20、不凝氣則被排放至大氣中。E-2403的殼程的不凝性氣體排向真空泵 P-2403的吸入口。P-2403氣液環(huán)式真空泵,粗塔餾 液是它的工作介質(zhì),隨著氣體從 P-2403排出,也帶出一部分液體,所以必須在它的呼吸入口補充一 定量的新鮮液體。氣-液混合物自P-2403排入真空泵分離罐,實現(xiàn)液體分離。液體同來粗塔回流泵 P-2402補充的液體匯合現(xiàn)在一起,經(jīng)密封液冷卻器E-2405冷卻后,進入真空泵P-2403作為工作介 質(zhì).V-2405中分離出來的不凝性氣體則排入真空泵密封罐V-2404.以此達到壓力平衡,并通過該的液圭寸,最終排到大氣中。粗苯乙烯塔T-2401塔底溫度約96 C的釜液苯乙烯和沸點比

21、苯乙烯高的組分通過粗塔釜液泵P-2401抽吸出來,排向苯乙烯精制系統(tǒng)作進一步加工處理粗苯乙烯塔T-2401塔底帶有一套外置立式熱虹再沸器,它包括粗塔再沸器 E-2401和粗塔凝水罐V-2402的設備。釜液在豎置的E-2401管 程中被殼程的320Kpa(g)低壓蒸汽回熱,形成汽液兩相混合借助于從塔底至再沸器的液體與再沸器管 程的汽液兩相流混合物之間的重度差實現(xiàn)釜液在塔詆和E-2401之間的自然循環(huán),加熱釜液的低壓蒸汽自E-2401殼程下部排至粗塔凝水罐 V-2402,實現(xiàn)氣液分離后,凝水從V-2402底部排放,在臥置的粗塔 回流槽V-2403,再同V-2404下端排出的凝水及來自V-2406或

22、V-2410的凝水匯合,最終排到工藝凝 液處理系統(tǒng)的油水分離器V-2305進行處理。在P-2401和P2402出口排向下游工序的管線上,分別接出通向不合格料冷卻器E-2404的支線,不合格料經(jīng)E-2404冷卻后,輸向中間罐區(qū)的脫氫液貯罐。(2)乙苯.甲苯和苯回收:來自上游粗苯乙烯分餾系統(tǒng)粗塔回流泵P-2402的物流進入本系統(tǒng)的乙苯回收塔T-2402中部,T-2402是一座填料塔,在負壓條件下操作,塔頂操作壓力約46320Kpa(a),操作溫度約71 C ;塔底操 作壓力約80Kpa(a),操作溫度約117 C,該蒸餾塔實現(xiàn)乙苯同沸點比它低的苯.甲苯的分離,其釜液經(jīng)乙 苯回收塔釜液泵P-2413

23、,壓送至脫氫反應系統(tǒng)同原料乙苯匯合后進入乙苯蒸發(fā)器E-2304,成為脫氫反應器的進料。乙苯回收塔T-2302塔底設外循環(huán)再沸器E-2406,該再沸器的殼程通入230kpa(g)蒸汽,加熱管 的釜液。T-2402塔塔頂溫度約80 C的溜出物進入乙苯回收塔冷凝器 E-2408的殼程,同管程的冷卻 水換熱而被冷卻冷凝。所獲溫度為 40 C左右的凝液排至乙苯回收塔回流罐 V-2406,實現(xiàn)氣液分離。分離出的氣體排到緩沖罐V-2411,凝液返回乙苯回流罐V-2406 ;乙苯回收塔回流罐V-2406D 凝液則經(jīng)乙苯回收塔回流泵P-2404增壓 撚后分成二股:其中一股作為回流液返回至乙苯回收塔T-2402塔

24、頂;另一股物流送至罐區(qū).臥置的乙苯回塔回流罐V-2406底部帶有下凸的凝水收集室,當需排 入凝水時,凝水將同粗苯乙烯分餾真空系統(tǒng)的真空泵密封液罐V-2404所排放的凝水匯合,然后一同排 至工世凝液處理系統(tǒng)的油水分離器 V-2305處理,當裝置停車時,乙苯回收塔T-2402的塔底物料和回 流罐V-2406的物料作為不合格料,排至粗苯乙烯分餾系統(tǒng)的不合格料冷卻器 E-2404加以冷卻,然后排 至中間罐區(qū),在正常操作時,不合格料排放管線中無流量。(3 )苯乙烯精餾:本系統(tǒng)接受粗苯乙烯分餾系統(tǒng)的粗塔釜液泵P-2401輸送過來的釜液進行精餾分離等一系列加工處理,獲得本裝置的主產(chǎn)品精苯乙烯,精苯乙烯塔T-

25、2403是一座處于負壓工況的高效填料精餾塔,塔頂 操作填壓力約12kpa(a),操作溫度約80 C ;塔底操作壓力約16kpa(a),操作溫度約100 C ,采用金屬規(guī)整 填料,溫度為96 C左右的進料粗苯乙烯被導入該塔填料層中部,經(jīng)精餾操作,所獲塔頂餾出物進入精塔 冷凝器E-2410的殼程,同管程的冷卻水換熱而被冷卻冷到44 C左右面冷凝,其凝液排入立式的精塔回流罐V-2408,實現(xiàn)氣液分離,它收集的液體經(jīng)精塔回流泵 P-2408增壓后分成二股:其一股物流作為精 苯乙烯塔T2403的塔頂回流液另一股物流通過成品過冷器 E-2412管程,被殼程的0 C冷凍液冷卻到 5 °C左右,所得物流便成為本工藝的主產(chǎn)品精苯乙烯,并被輸送至罐區(qū),若產(chǎn)品不合格則該股

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