阿貝爾項目申請0712

1、阿貝爾化學(xué)（江蘇）有限公司阿貝爾化學(xué)（江蘇）有限公司 50 萬噸萬噸/年苯乙烯工程建設(shè)項目年苯乙烯工程建設(shè)項目 項目申請報告項目申請報告 信息產(chǎn)業(yè)電子第十一設(shè)計研究院有限公司信息產(chǎn)業(yè)電子第十一設(shè)計研究院有限公司 江江 蘇蘇 省省 設(shè)設(shè) 備備 成成 套套 有有 限限 公公 司司 二二一一年二月年二月 編編 制制 人人 員員 項目負(fù)責(zé)人：鐘全榮項目負(fù)責(zé)人：鐘全榮 技術(shù)負(fù)責(zé)人：曾昌麒技術(shù)負(fù)責(zé)人：曾昌麒 經(jīng)濟負(fù)責(zé)人：潘沈萍經(jīng)濟負(fù)責(zé)人：潘沈萍 參編人員：陳參編人員：陳 曦曦 蔣蔣 寧寧 李李 博博 吳德勇吳德勇 錢海敏錢海敏 姚文娟姚文娟 沈莉萍沈莉萍 目目 錄錄 第 1 章 總 論.1 1.1 擬建單

2、位概況.1 1.2 投資方概況.1 1.3 項目概況.2 1.3.1 項目建設(shè)背景.2 1.3.2 項目建設(shè)地點.4 1.4 建設(shè)規(guī)模與產(chǎn)品方案及產(chǎn)品規(guī)格.4 1.5 項目主要建設(shè)規(guī)模.6 1.6 工藝技術(shù)與設(shè)備.7 1.6.1 總工藝流程.7 1.6.2 工藝技術(shù)概況.8 1.6.3 乙苯脫氫工藝技術(shù).14 1.6.4 裝置工藝流程.16 1.6.5 主要設(shè)備.34 1.7 企業(yè)組織及定員.35 1.8 建廠地區(qū)公用工程情況 .36 1.8.1 給水、排水.36 1.8.2 供電.37 1.8.3 供熱及供風(fēng).38 1.8.4 采暖通風(fēng)和空氣調(diào)節(jié).39 1.8.5 供氮系統(tǒng)和冷凍液系統(tǒng).40

3、 1.8.6 通訊工程.41 1.9 主要經(jīng)濟技術(shù)指標(biāo).41 第 2 章 發(fā)展規(guī)劃、產(chǎn)業(yè)政策和行業(yè)準(zhǔn)入分析.43 2.1 發(fā)展規(guī)劃.43 2.2 產(chǎn)業(yè)政策和行業(yè)準(zhǔn)入.44 第 3 章 資源開發(fā)及綜合利用分析.45 3.1 資源利用方案.45 3.1.1 乙醇（酒精）.45 3.1.2 苯（純苯）.47 3.1.3 乙烯.48 3.2 資源節(jié)約措施.50 3.2.1 原料消耗.50 3.2.2 節(jié)水方案.51 第 4 章 節(jié)能方案分析.52 4.1 用能標(biāo)準(zhǔn)和節(jié)能規(guī)范.52 4.1.1 相關(guān)法律法規(guī)和規(guī)劃.52 4.1.2 產(chǎn)業(yè)政策和準(zhǔn)入條件.53 4.1.3 相關(guān)標(biāo)準(zhǔn)和規(guī)范.54 4.2 能源

4、供應(yīng)狀況.55 4.2.1 本項目能源需求情況.55 4.2.2 項目所在地的能源供應(yīng)情況.55 4.3 能源消耗狀況.55 4.3.1 項目能源消費情況.55 4.3.2 能源折算依據(jù).57 4.4 產(chǎn)品綜合能耗折算.57 4.5 能源消耗指標(biāo)分析.58 4.6 節(jié)能措施.59 4.6.1 總圖節(jié)能措施.59 4.6.2 工藝技術(shù)節(jié)能措施.59 4.6.3 設(shè)備節(jié)能.60 4.6.4 節(jié)水措施.61 4.6.5 節(jié)電措施.62 4.6.6 資源綜合利用措施.62 4.6.7 建筑節(jié)能措施.63 4.6.8 能源管理措施.63 第 5 章 建設(shè)用地、征地拆遷及移民安置分析.65 5.1 項目選

5、址及用地方案.65 5.1.1 廠址位置.65 5.1.2 用地方案.65 5.2 土地利用合理性分析.66 5.2.1 國家有關(guān)土地管理的法律、法規(guī).66 5.2.2 項目土地利用規(guī)劃、集約用地要求的符合性.66 5.2.3 項目用地與保護耕地要求的符合性.66 5.2.4 土地利用結(jié)論.67 5.3 征地拆遷和移民安置規(guī)劃方案.67 第 6 章 環(huán)境和生態(tài)影響分析.68 6.1 環(huán)境和生態(tài)現(xiàn)狀.68 6.1.1 廠址地理位置.68 6.1.2 自然條件.68 6.2 生態(tài)環(huán)境影響分析.69 6.2.1 建設(shè)區(qū)水環(huán)境現(xiàn)狀.69 6.2.2 建設(shè)區(qū)土地質(zhì)量現(xiàn)狀.69 6.2.3 建設(shè)區(qū)植被質(zhì)量

6、現(xiàn)狀.70 6.2.4 建設(shè)區(qū)有關(guān)環(huán)境質(zhì)量現(xiàn)狀監(jiān)測與評價.70 6.3 生態(tài)環(huán)境影響分析.71 6.3.1 依據(jù)的法律、法規(guī)和標(biāo)準(zhǔn).71 6.3.2 施工期環(huán)境保護措施.72 6.3.3 生產(chǎn)期環(huán)境保護措施.73 6.4 地質(zhì)災(zāi)害影響分析.75 6.5 特殊環(huán)境影響.76 第 7 章 經(jīng)濟影響分析.77 7.1 經(jīng)濟費用效益分析.77 7.2 行業(yè)影響分析.78 7.3 區(qū)域經(jīng)濟影響分析.80 7.4 宏觀經(jīng)濟影響分析.80 第 8 章 社會影響分析.81 8.1 社會影響效果分析.81 8.2 社會適應(yīng)性分析.82 8.3 社會風(fēng)險及對策分析.83 附錄一 工程招投標(biāo).84 1.1 編制依據(jù)

7、.84 1.2 招標(biāo)的基本情況.84 1.2.1 招標(biāo)的范圍及依據(jù).84 1.2.2 招標(biāo)的組織形式.84 1.2.3 招標(biāo)的方式.85 1.3 招標(biāo)初步方案.85 附錄二 總投資估算與融資方案.87 2.1 投資估算范圍及依據(jù).87 2.1.1 投資估算范圍.87 2.1.2 投資估算依據(jù).87 2.2 建設(shè)投資.88 2.3 項目流動資金.88 2.4 融資方案與建設(shè)期利息.89 2.4.1 融資方案.89 2.4.2 建設(shè)期利息.89 2.5 總投資及其構(gòu)成分析.89 2.6 項目資本金配比.89 附錄三 財務(wù)評價.91 3.1 評價說明.91 3.1.1 目的及方法.91 3.1.2

8、計算期及其構(gòu)成.91 3.2 財務(wù)效益與費用估算.91 3.2.2 成本費用.91 3.2.4 財務(wù)評價.93 3.3 不確定性分析.94 3.4 不確定性分析.95 附件：附件： 1、財務(wù)分析表 2、項目地理位置圖 3、項目平面布置圖 第 1 章 總 論 1.1擬建單位概況 項目名稱：阿貝爾化學(xué)有限公司 50萬噸/年苯乙烯項目 單位名稱：阿貝爾化學(xué)（江蘇）有限公司 項目地址：江蘇泰興經(jīng)濟開發(fā)區(qū) 企業(yè)性質(zhì)：中外合資 企業(yè)法人：閆二源 1.2投資方概況 阿貝爾化學(xué)（江蘇）有限公司是由香港新昌源國際集團有限公司、 新昌源化工(江蘇)有限公司與江蘇常豐亞誠化工有限公司共同投資組建 的中外合資股份制有

9、限公司，總的注冊資金 4000萬美元。其中：香港新 昌源國際集團有限公司占 40， 新昌源化工(江蘇)有限公司占40， 江蘇常豐亞誠化工有限公司占 20。 新昌源化工(江蘇)有限公司是香港新昌源國際集團有限公司在國內(nèi) 投資的全資子公司。香港新昌源國際集團有限公司是香港公民楊清妹為 法人的股份制有限公司，該公司資金實力雄厚，具有良好的商業(yè)信譽， 投資人才及經(jīng)營管理人才濟濟，善于投資于發(fā)展前景廣闊、利潤豐厚、 資金回籠快、抗風(fēng)險能力強的項目，曾在世界多個國家投資。新昌源化 工(江蘇)有限公司即為該集團有限公司在中國大陸投資的全資項目。新 昌源化工(江蘇)有限公司是根據(jù)香港新昌源國際集團有限公司在大

10、陸地 區(qū)的發(fā)展戰(zhàn)略，從 2007 年開始，在鎮(zhèn)江市大港國際化工園區(qū)內(nèi)興建的 一所全資的大型現(xiàn)代煤化工企業(yè)。 該項目一期工程占地 260 畝，投資 約為 5400 萬美元，以鋼鐵行業(yè)、煉焦行業(yè)副產(chǎn)的重苯、煤焦油為原料， 通過加氫等工藝處理，主要產(chǎn)品為加氫苯（石油級）、甲苯、二甲苯等。 新昌源化工(江蘇)有限公司現(xiàn)有員工 500 多人，其中具有高級職稱的工 程技術(shù)人員 30 多人，具有中級職稱的工程技術(shù)人員 50 多人，企業(yè)采用 現(xiàn)代化的管理模式，選用具有國際先進水平的生產(chǎn)工藝技術(shù)，引進了法 國道達(dá)爾公司的全套生產(chǎn)設(shè)備。至今，該項目的一期工程的建設(shè)已接近 尾聲，預(yù)計將于 2009 年 11 月底以

11、前試車投產(chǎn)。該大型現(xiàn)代煤化工項目 全部建成后，總占地面積將達(dá) 760 多畝，工程總投資達(dá) 3 億多美元。 企業(yè)主要生產(chǎn)加氫苯（石油級）、甲苯、二甲苯、環(huán)己烷、苯乙烯等五 大類化工產(chǎn)品，年銷售額將達(dá) 28 億人民幣以上，年利稅將達(dá)到 10000 多萬元人民幣。 江蘇常豐亞誠化工有限公司是一家由魏亞非為法人的民營股份有限 公司。該公司主要進行粗甘油的精制，原料粗甘油經(jīng)脫輕，精餾等工藝 過程，制得產(chǎn)品工業(yè)甘油和精制甘油，年銷售收入達(dá)6 億多人民幣，利 稅達(dá) 3000 萬人民幣。江蘇常豐亞誠化工有限公司現(xiàn)有員工200 多人， 其中，具有高級職稱的工程技術(shù)人員 10 多人，具有中級職稱的工程技 術(shù)人員

12、30 多人，企業(yè)采用現(xiàn)代化的管理模式，所生產(chǎn)的產(chǎn)品質(zhì)量上乘， 在國內(nèi)外市場上享有良好的聲譽。 1.3項目概況 1.3.1項目建設(shè)背景 苯乙烯單體（sm）是重要的有機化工原料之一，主要用于生產(chǎn)聚苯 乙烯樹脂（ps） 、丙烯腈丁二烯苯乙烯三元共聚物（ abs）樹脂、 苯乙烯丙烯腈共聚物（ san）樹脂、丁苯橡膠和丁苯乳膠 （sbr/sbr乳膠） 、離子交換樹脂、不飽和聚酯以及苯乙烯系列熱塑性 彈性體（如sbs）等，此外還可以用于制藥、染料、農(nóng)藥、涂料以及選 礦等行業(yè)，是石油化工的主要基礎(chǔ)產(chǎn)品和重要的有機化工原料，是僅次 于pe、pvc、eo的第四大乙烯衍生產(chǎn)品。苯乙烯的下游產(chǎn)品 聚苯乙 烯產(chǎn)量，在

13、合成樹脂中位居第四。 近年來，隨著科學(xué)技術(shù)的進步，各行各業(yè)的迅猛發(fā)展，對聚苯乙烯 樹脂需求量越來越大，促成了世界對苯乙烯需求量的急劇增加。而我國 苯乙烯產(chǎn)品的生產(chǎn)起步較晚，產(chǎn)量較低， 2003年時，國內(nèi)苯乙烯產(chǎn)量僅 有94.82萬噸，而表觀消費量達(dá) 360.27萬噸，自給率只有 26.32%。雖然 近幾年有了較快的發(fā)展，苯乙烯的產(chǎn)量年均增長率高達(dá) 15.7% ，但仍 然遠(yuǎn)遠(yuǎn)無法滿足下游裝置生產(chǎn)的需求，每年還需大量進口， 1997年進 口量44萬噸而2005年猛增到281.2萬噸，年平均增長率高達(dá) 36.2。盡 管自2008年以來，世界各國的經(jīng)濟發(fā)展都受到了經(jīng)濟危機的沖擊，對我 國的經(jīng)濟發(fā)展也有

14、很大的影響，但在以胡錦濤同志為總書記的黨中央正 確領(lǐng)導(dǎo)下，我國國民經(jīng)濟的發(fā)展速度仍達(dá)到了 8%以上，對苯乙烯的需 求量仍然很大。目前，國際上的經(jīng)濟危機已開始緩慢消退，各國的經(jīng)濟 開始復(fù)蘇，我國的經(jīng)濟發(fā)展則更為高歌猛進地發(fā)展，根據(jù)目前己知的下 游裝置新、擴、擬建計劃，預(yù)計到 2010年，苯乙烯下游產(chǎn)品裝置表觀需 求量將達(dá)到620萬噸，屆時缺口將達(dá)到 170萬噸。 在當(dāng)前機遇和挑戰(zhàn)并存的新形勢下，新昌源化工 (江蘇)有限公司與 江蘇常豐亞誠化工有限公司為實現(xiàn)各自的發(fā)展戰(zhàn)略目標(biāo)，在抓好各自主 業(yè)的同時，將致力于石油化工產(chǎn)業(yè)的發(fā)展。按照投資省、見效快的原則， 在充分考慮市場前景后，共同投資，組建阿貝爾

15、化學(xué)（江蘇）有限公司， 在江蘇省泰興經(jīng)濟開發(fā)區(qū)籌建 50萬噸/年苯乙烯及相關(guān)項目。 1.3.2項目建設(shè)地點 項目建設(shè)地點位于泰興經(jīng)濟開發(fā)區(qū)內(nèi)。 1.4建設(shè)規(guī)模與產(chǎn)品方案及產(chǎn)品規(guī)格 本裝置建設(shè)規(guī)模：年產(chǎn)苯乙烯 50 萬噸。分為兩套生產(chǎn)裝置建設(shè)， 能力各 25 萬噸/年，平行生產(chǎn)，年操作時間 8000 小時。其中一套裝置 的乙苯生產(chǎn)單元將同時按乙烯法和乙醇法兩種工藝路線建設(shè)，屆時將根 據(jù)各自生產(chǎn)成本的高低，啟用不同的生產(chǎn)工藝。 本裝置按兩套生產(chǎn)系統(tǒng)設(shè)置，各套系統(tǒng)生產(chǎn)能力均為250000 噸/年 苯乙烯，其中一套系統(tǒng)的乙苯生產(chǎn)單元設(shè)置乙醇法和乙烯法兩種生產(chǎn)工 藝，另一套系統(tǒng)只設(shè)置乙烯法的生產(chǎn)工藝，苯

16、乙烯生產(chǎn)單元均采用國內(nèi) 先進成熟的乙苯脫氫精餾生產(chǎn)工藝。總的建設(shè)規(guī)模見表1-1。 表 1-1 裝置的建設(shè)規(guī)模 序號 裝置名稱 年生產(chǎn)能力 （萬噸） 主要產(chǎn)品 操作 時間 技術(shù)來源備注 1苯乙烯裝置50苯乙烯8000 1.1 乙苯生產(chǎn)單 元 26.962乙苯8000乙醇法和乙烯法注國內(nèi)技術(shù) 1.2 苯乙烯生產(chǎn) 單元 252苯乙烯8000 國內(nèi)先進成熟的乙 苯負(fù)壓絕熱脫氫精 餾技術(shù) 國內(nèi)技術(shù) 從市場調(diào)查得知，原料乙烯的價格一直是隨國際原油價格的變化而 變化，而原料乙醇的價格相對于乙烯來說、比較穩(wěn)定。當(dāng)國際原油的價 格每桶超過 90 美元時，乙醇法的生產(chǎn)成本將低于乙烯法的生產(chǎn)成本， 而當(dāng)國際原油的價

17、格每桶低于 90 美元時，乙醇法的生產(chǎn)成本將高于乙 烯法的生產(chǎn)成本。為適應(yīng)國際原油市場價格的變化，采用不同的生產(chǎn)工 藝，以降低生產(chǎn)成本，提高產(chǎn)品的市場競爭能力。 本裝置的產(chǎn)品、副產(chǎn)品和中間產(chǎn)品包括：苯乙烯單體、乙苯、甲苯、 殘油/焦油等。 （1）產(chǎn)品苯乙烯的規(guī)格 苯乙烯 99.8 % wt -甲基苯乙烯 300 ppm wt 顏色 10 apha 醛類（以苯甲醛計） 100 ppm wt 過氧化物（以 h2o2 計） 25 ppm wt 硫 5 ppm wt 氯化物（以 cl- 計） 1 ppm wt 聚合物 10 ppm wt tbc 15 ppm wt 二甲苯 60 ppm wt 水 20

18、0 ppm wt （2）副產(chǎn)品甲苯的規(guī)格 甲苯 97.8 % wt 非芳 1.4 % wt 乙苯 0.1 % wt 苯 0.7 % wt （3）副產(chǎn)品焦油的規(guī)格 苯乙烯 7.6 % wt 甲基苯乙烯 1.75 % wt nsi 1.75 % wt 重組份 40.3 % wt 聚合物 48.6 % wt （4）中間產(chǎn)品乙苯的規(guī)格 外觀 無色透明液體 密度(15.6/15.6) 0.8660.87 水浸出物 ph 值 6.08.0 乙苯 99.6 % wt 苯 0.2 % wt 甲苯 0.12 % wt 二甲苯 700ppm wt 苯乙烯 0.012 % wt 異丙苯 0.01 % wt 二乙苯

19、10ppm wt 硫 3ppm wt 氯離子 1.0 ppm wt 游離水 無 1.5項目主要建設(shè)規(guī)模 阿貝爾（江蘇）有限公司 50萬噸/年苯乙烯項目建設(shè)內(nèi)容包括乙苯、 苯乙烯主生產(chǎn)裝置，為其配套的中間罐區(qū)、變配電裝置、地上管網(wǎng)系統(tǒng)、 地下管網(wǎng)系統(tǒng)等輔助生產(chǎn)設(shè)施；循環(huán)水系統(tǒng)、消防系統(tǒng)、空壓站、氮氣 站、冷凍站、污水處理系統(tǒng)等公用工程及 150噸/時自備鍋爐、17萬立方 米的化學(xué)品罐區(qū)等配套設(shè)施工程，鍋爐不在此次項目申請范圍之列。 1.6工藝技術(shù)與設(shè)備 苯乙烯裝置由乙苯生產(chǎn)單元和苯乙烯生產(chǎn)單元兩部分組成。本項目 乙苯生產(chǎn)單元，為靈活適應(yīng)國際市成場原油價格的變化，而降低生產(chǎn)成 本，采用了乙醇法和乙

20、烯法兩工藝技術(shù)。 1.6.1總工藝流程 本報告裝置總工藝流程中，其中一套的乙苯生產(chǎn)單元采用兩種生產(chǎn) 工藝。一種是江蘇常豐亞誠化工有限公司開發(fā)的乙醇與苯分子篩氣相烷 基化制乙苯工藝技術(shù)；另一種是國內(nèi)先進成熟的乙烯與苯氣相烷基化制 乙苯的技術(shù)。苯乙烯單元采用國內(nèi)先進成熟的乙苯負(fù)壓絕熱脫氫精餾技 術(shù)。用乙醇法和用乙烯法生產(chǎn)乙苯，再由乙苯經(jīng)脫氫生產(chǎn)苯乙烯的總物 料平衡分別見表 12 和表 13 。 表 12 乙醇法總物料平衡表 表 13 乙烯法總物料平衡表 項目介質(zhì)名稱流量（kg/h） 年產(chǎn)量/耗量 （噸/年） 備注 苯24938199504 原料 乙烯896571715 中間產(chǎn)品乙苯33700269

21、600 項目介質(zhì)名稱流量（kg/h） 年產(chǎn)量/耗量 （噸/年） 備注 苯24938199504 原料 乙醇16180129440 中間產(chǎn)品乙苯33700269600 產(chǎn)品苯乙烯31250250000 苯乙烯對乙苯的消耗定額 為 1.060 噸/噸 甲苯5834662 殘油/焦油14.3 / 321114 / 2567 副 產(chǎn) 品 脫氫尾氣132310584 做燃料或做為下游產(chǎn)品原 料 產(chǎn)品苯乙烯31250250000 苯乙烯對乙苯的消耗定額 為 1.060 噸/噸 甲苯5834662 殘油/焦油14.3 / 321114 / 2567 副 產(chǎn) 品 脫氫尾氣132310584 做燃料或做為下游產(chǎn)

22、品原 料 注：脫氫尾氣的量是未扣除水蒸氣時的流量值。 1.6.2工藝技術(shù)概況 1、乙苯生產(chǎn)工藝技術(shù) 乙苯是重要的石油化工原料，主要用于生產(chǎn)高分子單體 聚苯乙 烯。乙苯的生產(chǎn)可以采用各種不同的方法，目前國內(nèi)外大生產(chǎn)上主要采 用的是用乙烯和苯為原料，在催化劑作用下，通過乙烯與苯的烷基化反 應(yīng)制取乙苯（乙烯法） 。再是由江蘇常豐亞誠化工有限公司會同全國有 關(guān)高校、科研單位，在消化吸收了引進的烷基化裝置的基礎(chǔ)上，開發(fā)的 以乙醇和苯為原料，在催化劑的作用下經(jīng)烷化反應(yīng)生產(chǎn)乙苯技術(shù)（乙醇 法） 。 （1）乙烯法工藝技術(shù) 國內(nèi)外工業(yè)化的乙烯法生產(chǎn)工藝就催化劑來區(qū)分可分為alcl3液相 烷基化（烴化）法和分子篩

23、烷基化法兩大類。在1980 年以前，alcl3 液相烷基化工藝是制造乙苯的主要工業(yè)方法，世界上幾乎所有的乙苯都 是采用此工藝技術(shù)生產(chǎn)的。但 alcl3液相烷基化工藝，在不同程度存在 設(shè)備腐蝕、環(huán)境污染、維護費用高等問題，這就促使人們尋求和開發(fā)更 先進的替代工藝。 從 1980 年開始，美國 mobil 公司與 badger 公司合作推出了分子篩 氣相烴化制乙苯工藝。該工藝使用 mobil 公司的專利分子篩 zsm-5 作 催化劑，具有無腐蝕、無污染、流程簡單、熱能回收利用率高等優(yōu)點， 成為當(dāng)時最先進的乙苯工藝。此后， mobil/badger 工藝在全球乙苯技術(shù) 市場獲得迅速推廣，目前已占據(jù)了

24、世界乙苯總生產(chǎn)能力的一半左右。同 時，mobil 公司和 badger 公司為了保持其技術(shù)領(lǐng)先地位，增強競爭力， 一直致力于分子篩氣相烴化工藝和催化劑的改進，迄今已推出了三代 催化劑及工藝。催化劑再生周期得以延長，從 第一代的僅 29 天，提高 到第三代的一年。 我國乙苯生產(chǎn)裝置大都是由苯烴化制乙苯的生產(chǎn)工藝。國內(nèi)乙苯生 產(chǎn)技術(shù)狀況大致如表 1-4 所示。 表表 1-4 國內(nèi)乙苯生產(chǎn)技術(shù)狀況國內(nèi)乙苯生產(chǎn)技術(shù)狀況 生產(chǎn)廠 規(guī)模 （萬噸/年） 技 術(shù)技術(shù)來源 蘭化公司合成橡膠廠4.4alcl3液相法國內(nèi)技術(shù) 吉化公司有機合成廠3.6alcl3液相法國內(nèi)技術(shù) 吉化公司有機合成廠10.0分子篩液相法u

25、op/lummus 燕化公司化工一廠8.4分子篩液相法國內(nèi)技術(shù) 齊魯公司塑料廠6.0改良 alcl3液相法lummus/monsanto 茂名石化公司10.0分子篩液相法uop/lummus 揚子巴斯夫12.0分子篩液相法uop/lummus 廣州石化公司8.0zsm-5 分子篩氣相法（第三代）mobil/badger 大慶石化化工三廠6.0zsm-5 分子篩氣相法（第三代）mobil/badger 盤錦乙烯工業(yè)公司6.0zsm-5 分子篩氣相法（第二代）mobil/badger 撫順石化石油二廠3.0fcc 干氣 zsm-5 分子篩氣相法國內(nèi)技術(shù) 林源煉油廠3.0fcc 干氣 zsm-5 分

26、子篩氣相法國內(nèi)技術(shù) 大連石化公司10.0fcc 干氣 zsm-5 分子篩氣相法國內(nèi)技術(shù) 丹化集團公司1.5ab96 分子篩氣相法上海石化院 金陵石化公司煉油廠0.3c8 餾分超精制法 岳化總廠滌綸廠0.3c8 餾分超精制法 合 計92.5 由表 1-4 可見，我國乙苯的生產(chǎn)廠家中，以傳統(tǒng) alcl3法和改良 alcl3法生產(chǎn)乙苯的約占總生產(chǎn)能力的 15%左右。 我國對乙苯生產(chǎn)技術(shù)的進步十分重視，有關(guān)科研單位、高等院校同 生產(chǎn)廠家密切合作，對引進的分子篩烴化裝置進行消化吸收，博采眾長， 為實現(xiàn)乙苯生產(chǎn)的分子篩催化劑和工藝技術(shù)國產(chǎn)化開展了卓有成效的研 究開發(fā)工作。 中國石化上海石油化工研究院在中國

27、石化股份有限公司科技開發(fā)部 的直接領(lǐng)導(dǎo)和組織下，多年來一直致力于氣相烷基化制乙苯分子篩催化 劑和工藝的研究、開發(fā)工作，并取得了一定的成果。“七五”期間研制的 ab-90 催化劑，基本達(dá)到了國外第一代催化劑的性能水平，并在中國石 化科技開發(fā)部主持下通過了專家評審。“八五”期間，上海石化院繼續(xù)從 事氣相烷基化催化劑的改進研究和成套工藝技術(shù)的開發(fā)工作，研制的 ab-96 催化劑于 1997 年通過了中國石化科技開發(fā)部組織的技術(shù)鑒定， 并于 1999 年成功地應(yīng)用于盤錦乙烯責(zé)任有限公司 6.6 萬噸/年乙苯引進 裝置，各項技術(shù)指標(biāo)都達(dá)到或超過了國外同類催化劑的水平，每年可為 用戶帶來可觀的經(jīng)濟效益。

28、針對國外第三代氣相烷基化工藝，中國石化上海石化院從1997 年 起又開展了 ab-97 烷基化催化劑和 ab-97-t 烷基轉(zhuǎn)移催化劑的研究工 作。研制的 ab-97 烷基化催化劑和 ab-97-t 烷基轉(zhuǎn)移催化劑均表現(xiàn)出 優(yōu)良的活性、選擇性和穩(wěn)定性。 2001 年 6 月，這兩種催化劑通過了中 國石化科技開發(fā)部組織的技術(shù)鑒定，并先后于 2002 年 6 月和 2003 年 7 月成功地應(yīng)用于大慶石化總廠化工廠 6.6 萬噸/年乙苯引進裝置上，迄 今裝置運轉(zhuǎn)穩(wěn)定正常。雙方技術(shù)人員的標(biāo)定結(jié)果表明： ab-97 催化劑 的綜合性能與國外同類催化劑的水平相當(dāng)，完全可以滿足工業(yè)生產(chǎn)的要 求，替代進口催

29、化劑；此外， ab-97 催化劑也已用于廣石化的 8.5 萬噸 /年乙苯引進裝置上。 中國石化上海石油化工研究院在 ab 系列烷基化和烷基轉(zhuǎn)移催化劑 開發(fā)成功的基礎(chǔ)上，通過消化吸收引進技術(shù)，結(jié)合多年來基本有機原料 成套技術(shù)開發(fā)和工業(yè)實踐經(jīng)驗，采用流程模擬技術(shù)，開發(fā)了具有自主知 識產(chǎn)權(quán)的分子篩氣相烷基化制乙苯成套工藝技術(shù)；采用數(shù)學(xué)模型同冷模 試驗相結(jié)合的方法，開發(fā)了具有進口氣體預(yù)分布器的多段層式絕熱固定 床反應(yīng)器。對江蘇丹化集團公司原有的 alcl3液相法乙苯裝置進行技術(shù) 改造，實現(xiàn)了分子篩氣相烷基化制乙苯成套工藝技術(shù)及烷基化反應(yīng)器的 國產(chǎn)化。2003 年 9 月，中國石化股份有限公司科技開發(fā)部

30、主持召開了該 項目的鑒定會，與會專家一致認(rèn)為：所開發(fā)的氣相烷基化工藝技術(shù)，成 熟可靠，流程合理先進，與引進的同類生產(chǎn)裝置相比，技術(shù)指標(biāo)達(dá)到國 際先進水平，可用于國內(nèi)新建或改造乙苯生產(chǎn)裝置。 （2）乙醇法工藝技術(shù) 利用乙烯與苯的烷基化反應(yīng)生產(chǎn)乙苯，所用的原料乙烯主要來自于 石油煉制。所以其價格受國際市場的原油價格所制約，隨國際市場原油 價格的變化而變化，直接影響到乙苯的生產(chǎn)成本。隨著全球石油資源及 能源的緊張，現(xiàn)代產(chǎn)業(yè)倡導(dǎo)資源節(jié)約和利用可再生資源的發(fā)展方向，乙 苯的生產(chǎn)工藝路線向著尋求利用可再生資源的方向發(fā)展。 江蘇常豐亞誠化工有限公司與國內(nèi)有關(guān)科研單位、高等院校等單位 密切合作，對引進的分子篩

31、烴化裝置進行消化吸收，博采眾長，開展了 卓有成效的研究工作。自主開發(fā)了以乙醇和苯為原料直接合成乙基苯與 二乙苯的工藝技術(shù)。以乙醇替代乙烯作為原料，不同于經(jīng)由乙醇脫水制 得乙烯，再用乙烯與苯進行烷基化反應(yīng)的工藝路線，克服了原用乙醇脫 水制乙烯，再用乙烯與苯烷基化制乙苯的工藝能耗高、乙醇的利用率低 及工藝流程與裝置復(fù)雜的缺點，本工藝技術(shù)采用乙醇與苯為原料直接合 成乙基苯，一步完成苯的乙基化反應(yīng)，不需單獨進行乙醇的脫水反應(yīng)， 乙醇的利用率高，工藝流程簡單，綜合能耗降低。 反應(yīng)原理： （1）乙醇脫水 c2h5oh c2h4 + h2o + （-hr） （46kj/mol） （2） 乙烯與苯烷基化 c2

32、h4+ c2h5 (+hr) (115kj/mol) 兩個反應(yīng)在同一反應(yīng)器內(nèi)完成，該技術(shù)使用的催化劑同時具備乙醇 脫水與乙烯烴化兩個功能。 以苯和乙醇為原料，包括以下步驟： a) 苯乙基化反應(yīng)：苯和乙醇加熱氣化后，進入裝有分子篩催化劑的 反應(yīng)器中，進行乙基化反應(yīng)； b) 苯回收：將乙基化反應(yīng)產(chǎn)物進行精餾，分離得到苯和乙基苯 /二 乙苯的混合物；將回收苯經(jīng)脫水后再回用到乙基化反應(yīng)； c）分離精制：將乙基苯 /二乙苯的混合物精餾，分離得到目的物乙 苯和二乙苯。 原料苯為石油苯或焦化苯，原料乙醇為工業(yè)乙醇或糧食乙醇。 乙基苯與二乙苯的合成方法，以乙醇替代乙烯作為原料，直接投入 烴化反應(yīng)器，省去了乙醇

33、脫水的步驟，一步完成苯的乙基化反應(yīng)，工藝 流程簡單，乙醇的利用率高，大量節(jié)省投資與操作費用?？梢岳昧畠r 的乙醇，尤其是可再生資源糧食乙醇。本工藝技術(shù)的苯單耗與乙烯路線 相當(dāng)，乙醇單耗小，且催化劑裝填量小，空速大，充分利用反應(yīng)熱作為 蒸餾熱源，裝置的熱利用率高。總之，本技術(shù)的綜合成本與其它生產(chǎn)方 法相比有其一定的優(yōu)勢，具有較強的競爭力。 在江蘇某地已經(jīng)建成全國第一套采用本工藝技術(shù)、年產(chǎn)15000 噸 乙苯的工業(yè)化裝置。該裝置達(dá)到了一次開車成功，各項考核指標(biāo)接近乙 烯法制乙苯的裝置。該企業(yè)采用乙醇直接與苯氣相烴化工藝技術(shù)，結(jié)合 上海石化院新研制的催化劑，在一臺反應(yīng)器同時發(fā)生脫水與烴化。一步 法制

34、乙苯，省去了乙醇脫水的裝置投資與操作費用。 本工藝技術(shù)的開發(fā)基于分子篩高溫氣相烴化流程的優(yōu)點，并從資源 的可持續(xù)發(fā)展考慮，采用可再生資源乙醇代替目前日益緊張與價高的乙 烯，并省去了乙醇制乙烯的工藝步驟，經(jīng)濟上有一定的競爭力，產(chǎn)品的 質(zhì)量符合苯乙烯生產(chǎn)的要求，缺點是催化劑的消耗量與裝置綜合能耗略 高于乙烯法，但與乙醇制乙烯后、再用乙烯與苯制乙苯的兩步法相比， 綜合經(jīng)濟指標(biāo)優(yōu)勢明顯。 為規(guī)避放大效應(yīng)造成的風(fēng)險，本項目所建設(shè)的乙醇法生產(chǎn)乙苯裝置 （按年產(chǎn) 27 萬噸計）的設(shè)計采用 2 套反應(yīng)系統(tǒng)，每套生產(chǎn)線能力 13.5 萬噸/年，放大倍數(shù)為現(xiàn)有成熟經(jīng)驗的 1.5 萬噸/年乙苯裝置的 9 倍。后 續(xù)

35、精餾系統(tǒng)的生產(chǎn)能力與 27 萬噸/年乙苯裝置配套。 2、 兩種苯烴化工藝技術(shù)的比較 乙烯法生產(chǎn)工藝是乙苯生產(chǎn)的傳統(tǒng)工藝，歷史悠久，生產(chǎn)經(jīng)驗與管 理經(jīng)驗豐富，尤其是隨著科學(xué)技術(shù)的進步，新型分子篩催化劑的開發(fā)應(yīng) 用，各項生產(chǎn)指標(biāo)都有了新的突破，技術(shù)更趨完善，但其原料乙烯的供 應(yīng)來源卻在很大程度上受國際原油價格的制約，從而使乙苯、乃至于苯 乙烯的生產(chǎn)成本都將受到影響。乙醇法生產(chǎn)工藝是近年來由國內(nèi)開發(fā)的 新技術(shù)，生產(chǎn)工藝簡短，節(jié)能、環(huán)保等優(yōu)點突出，是值得推廣應(yīng)用的新 技術(shù)。該工藝技術(shù)盡管在國內(nèi)已建成投產(chǎn)了 15000 噸/年的生產(chǎn)裝置， 取得并積累了大量的生產(chǎn)數(shù)據(jù)和經(jīng)驗，也顯示出了工藝簡短、節(jié)能等一

36、系列的優(yōu)點，但尚缺乏大型化的實際經(jīng)驗。 本研究報告編制的指導(dǎo)思想是：一是能靈活應(yīng)對國際市場原油價格 的變化，根據(jù)國際原油價格的變化來調(diào)整乙苯的生產(chǎn)工藝，自主把握乙 苯生產(chǎn)成本，最大限度的提高產(chǎn)品市場競爭能力，故在兩套乙苯生產(chǎn)裝 置的其中一套，建設(shè)一套采用乙醇法生產(chǎn)乙苯的生產(chǎn)裝置，生產(chǎn)規(guī)模將 對應(yīng)于 250000 噸/年苯乙烯。二是利用國內(nèi)開發(fā)、研制的新型烷基化催 化劑 ab-97 型和 ab-97-t 型烷基轉(zhuǎn)移催化劑及多段層式絕熱固定床反 應(yīng)器為基礎(chǔ)的分子篩氣相法制乙苯成套工藝技術(shù)，采用以國產(chǎn)編制大型 乙苯裝置工藝包，建設(shè)本項目的兩套乙苯及苯乙烯生產(chǎn)裝置，使整個項 目的生產(chǎn)工藝技術(shù)全部國產(chǎn)化

37、。 今后若干年，隨著我國的汽車工業(yè)、絕緣體工業(yè)、包裝工業(yè)和日用 品工業(yè)的發(fā)展，國內(nèi)將擁有日益擴大的乙苯 /苯乙烯市場。乙苯生產(chǎn)技 術(shù)立足國內(nèi)，將打破外國廠商的壟斷地位，改變我國分子篩法乙苯裝置 技術(shù)上依賴國外的狀況。更重要的是可使新建或改擴建的乙苯裝置項目 節(jié)省大量外匯，從而產(chǎn)生更大的經(jīng)濟效益和社會效益。 1.6.3乙苯脫氫工藝技術(shù) 1、國外工藝技術(shù)概況 我國于 90 年代以后，先后引進了多套 10 萬噸/年苯乙烯裝置，采 用的苯乙烯生產(chǎn)工藝為 lummnus/uop 絕熱脫氫技術(shù)，催化劑為 g- 84c。目前世界上最先進且己商業(yè)化的苯乙烯生產(chǎn)工藝是 lummnus/uop 和 washing

38、ton/fina 絕熱脫氫技術(shù)。據(jù)有關(guān)資料介紹， lummnus/uop 采用的催化劑己改為 styromax-5plus，水烴比由原來的 1.30 降為 1.19，提高了乙苯轉(zhuǎn)化率和選擇性，使得裝置的物耗、能耗得 以降低，同時也降低了投資和運行成本。 2 、國內(nèi)工藝技術(shù)概況 從六十年代起，國內(nèi)開始苯乙烯工業(yè)化生產(chǎn)，主要是采用等溫催化 脫氫、絕熱脫氫技術(shù)。八十年代起，隨著我國引進的多套不同規(guī)模的苯 乙烯生產(chǎn)裝置的建成，通過對引進技術(shù)的消化吸收，上海石油化工研究 院、華東理工大學(xué)及上海醫(yī)藥設(shè)計院聯(lián)合開發(fā)了乙苯脫氫制苯乙烯技術(shù)， 主要開發(fā)成果有： gs 系列乙苯脫氫催化劑、負(fù)壓絕熱脫氫工藝、軸徑

39、向脫氫反應(yīng)器。該國產(chǎn)化工藝技術(shù) 1999 年 12 月和 2004 年 10 月分別 成功應(yīng)用于大連 10 萬噸/年苯乙烯裝置和齊魯石化公司 20 萬噸/年苯乙 烯裝置改造（乙苯脫氫為 14 萬噸/年）, 2006 年 8 月江蘇利士德化工有 限公司采用該技術(shù)建設(shè)的 15 萬噸/年苯乙烯裝置也順利投產(chǎn)。 目前，國內(nèi)成熟先進的乙苯脫氫制苯乙烯工藝技術(shù)為上海石油化工 研究院、華東理工大學(xué)及中國石化集團上海工程有限公司聯(lián)合開發(fā)。該 乙苯脫氫工藝與國外 lummus/uop 公司的乙苯脫氫工藝比較見表 1- 5。 表 1-5 國內(nèi)外已苯脫氫技術(shù)與茂名引進技術(shù)對比表 項目lummus 工藝國產(chǎn)化技術(shù)（g

40、s-10 催化劑） 技術(shù)路線負(fù)壓、絕熱負(fù)壓、絕熱 催化劑壽命約 2.5 年2 年 反應(yīng)器類型徑向軸徑向 產(chǎn)品質(zhì)量（苯乙烯）99.8%99.8% 脫氫反應(yīng)溫度（）630658615640 水烴比1.201.301.40 單程一本轉(zhuǎn)化率%6465 反應(yīng)條件 選擇性%（體積百分比）9797 原料單耗 t-eb / t-苯乙烯1.0601.060 催化劑消耗（kg / t 苯乙烯）0.3690.531 由上表可以看出，我國自行研制開發(fā)的乙苯脫氫工藝技術(shù)與國外技 術(shù)相比除水烴比和催化劑單耗稍高于國外技術(shù)外，其他技術(shù)指標(biāo)均達(dá)到 或稍高于國外技術(shù)，乙苯脫氫制苯乙烯國產(chǎn)化技術(shù)在整體上達(dá)到了國際 先進水平，該國

41、產(chǎn)化技術(shù)已成功應(yīng)用于大連 10 萬噸/年苯乙烯裝置和齊 魯石化公司 20 萬噸/年苯乙烯裝置改造， 2006 年 8 月江蘇利士德化工有 限公司采用該技術(shù)的 15 萬噸/年苯乙烯裝置也順利投產(chǎn)。為了降低建設(shè) 投資，本可研報告推薦采用國內(nèi)乙苯脫氫工藝技術(shù)和催化劑。 1.6.4裝置工藝流程 本工藝裝置由乙苯和苯乙烯兩個生產(chǎn)單元以及凝液回收系統(tǒng)等輔助 設(shè)施組成，下面就各部分流程簡述如下： 1、乙苯單元 （1）乙醇法 來自罐區(qū)的新鮮苯和原料乙醇分別在氣化器 e101、e102 用中 壓蒸汽和烴化反應(yīng)器進 /出料換熱器 e103 與高溫反應(yīng)出料換熱而被蒸 發(fā)成氣相，進入反應(yīng)器進料加熱爐 f101 被加熱

42、到反應(yīng)溫度，進入裝 有烴化催化劑的絕熱烴化反應(yīng)器 r101，在反應(yīng)器生成乙苯。乙苯的 單程收率在 16%左右。反應(yīng)器出料依次通過烴化反應(yīng)器進 /出料換熱器 e103 殼程和苯回收塔再沸器 e205 管程而被冷卻后，便進入苯回收 塔 t201 進行精餾分離。進入苯回收塔，將未反應(yīng)的苯蒸出，經(jīng)分水 后返回到苯氣化器。該塔的塔釜以出反應(yīng)器的高溫反應(yīng)氣為熱源加溫， 塔頂回收低壓蒸汽送苯乙烯工段利用。新鮮苯同來自苯回收塔塔頂液罐 的回流苯匯合，一同作為回流液而進入 t201 塔頂。t201 塔底采 出的粗乙苯則送至乙苯回收塔 t202 進一步精制成中間產(chǎn)品乙苯。 在 t202 中，塔頂餾出物作為本單元的

43、精制乙苯產(chǎn)品而輸往苯乙 烯單元或罐區(qū)， t202 塔底采出物送入多乙苯（ peb）回收塔 t203 實現(xiàn)精餾分離?？裳h(huán)組分 peb 由 t203 塔頂餾出，通入 peb 回收 塔冷凝器 e214 殼程，同管程的冷卻水換熱而被冷卻冷凝，并在peb 緩沖罐 v212 中實現(xiàn)汽/液分離。冷凝液（ peb）被泵壓通過反應(yīng)器進 料加熱爐 f101 對流室的第 4 段(自下往上數(shù)) 對流盤管，進而被導(dǎo)入 反烴化反應(yīng)系統(tǒng)進行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)以增產(chǎn)乙苯。由v212 析出的不凝 氣則被 peb 塔真空泵 p129/s 抽吸，從而使 peb 回收塔 t203 實 現(xiàn)真空操作。t203 塔底產(chǎn)物多乙苯殘油送至界外。

44、多乙苯回收塔 t203 塔頂產(chǎn)出二乙苯送反烴化系統(tǒng)，先與苯定量 配比，在加熱爐 f102 加熱到反應(yīng)溫度后進入反烴化反應(yīng)器 r102，反烴化反應(yīng)器 r102 出料先后通過反烴化反應(yīng)器進 /出料換 熱器 e128 的殼程被冷卻冷凝，進而被導(dǎo)入穩(wěn)定塔 t204。在 t204 的精餾過程中，比苯更易揮發(fā)的組分連同水一起由塔頂餾出，苯 和比苯更重的組分（乙苯、多乙苯等）則由 t204 塔底排出，送到苯 回收塔 t201。 裝置設(shè)有再生系統(tǒng)，用于催化劑結(jié)焦時的燒焦再生。為減少氮氣用 量，再生氣是循環(huán)使用的。 （2）乙烯法 來自罐區(qū)的新鮮苯、精餾工段回收的循環(huán)苯和界區(qū)外來的乙烯被導(dǎo) 入烴化反應(yīng)器 r101

45、。新鮮苯和循環(huán)苯匯合而成的進料苯在進入烴化 反應(yīng)器 r101 之前，先把它導(dǎo)入苯進料汽化器 e102 的殼程，管程 的高壓蒸汽將其加熱而汽化，然后氣相苯進料進入烴化反應(yīng)器進 /出料 換熱器 e101 的管程，與殼程的高溫反應(yīng)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(yīng)器進料加熱爐 f101 被加熱到反應(yīng)溫度。 在烴化反應(yīng)器中，苯和乙烯發(fā)生烷基化反應(yīng)，生成乙苯及少量二乙 苯、多乙苯等。反應(yīng)器出料依次通過烴化反應(yīng)器進 /出料換熱器 e101 殼程和苯回收塔再沸器 e205 管程而被冷卻后，便進入苯回收塔 t201 進行精餾分離。 t201 塔頂餾出苯和輕組分尾氣，其

46、塔底則采 出粗乙苯。新鮮苯同來自苯回收塔塔頂液罐的回流苯匯合，一同作為回 流液而進入 t201 塔頂。t201 塔底采出的粗乙苯則送至乙苯回收塔 t202 進一步加工。 在 t202 中，塔頂餾出物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)， t202 塔底采出物送入多乙苯（ peb）回收塔 t203 實現(xiàn)精餾分離?？裳h(huán)組分 peb 由 t203 塔頂餾出，通入 peb 回收 塔冷凝器 e214 殼程，同管程的冷卻水換熱而被冷卻冷凝，并在peb 緩沖罐 v212 中實現(xiàn)汽/液分離。冷凝液（ peb）被泵壓通過反應(yīng)器進 料加熱爐 f101 對流室的第 4 段(自下往上數(shù)) 對流盤管，進而

47、被導(dǎo)入 反烴化反應(yīng)系統(tǒng)進行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)以增產(chǎn)乙苯。由v212 析出的不凝 氣則被 peb 塔真空泵 p129/s 抽吸，從而使 peb 回收塔 t203 實 現(xiàn)真空操作。t203 塔底產(chǎn)物多乙苯殘油送至界外。 由 peb 緩沖罐 v212 底部排出的循環(huán) peb 冷凝液流經(jīng) f101 的 對流室第 4 段盤管被加熱后，與來自苯回收塔塔頂液罐 v202 排放的 尾氣（主要組分為苯蒸汽）匯合，一同進入反烴化反應(yīng)器進 /出料換熱 器 e128 的管程，被殼程的反烴化反應(yīng)器高溫出料加熱而汽化，然后 返回 f101，在 f101 對流室第 2 段對流盤管中被進一步加熱到反烴 化反應(yīng)溫度，再被導(dǎo)入反烴化反

48、應(yīng)器 r102。在 r102 中，peb 同 苯發(fā)生烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，生成乙苯。反烴化反應(yīng)器r102 出料先后通過 反烴化反應(yīng)器進 /出料換熱器 e128 的殼程和反烴化反應(yīng)器出料蒸汽發(fā) 生器 e234 的管程而被冷卻冷凝，進而被導(dǎo)入穩(wěn)定塔 t204。在 t204 的精餾過程中，比苯更易揮發(fā)的組分連同水一起由塔頂餾出，苯 和比苯更重的組分（乙苯、多乙苯等）則由 t204 塔底排出，送到苯 回收塔 t201。 該系統(tǒng)包括一臺烴化（烷基化）反應(yīng)器 r101、一臺反應(yīng)器進料 加熱爐 f101、一臺反應(yīng)器進/出料換熱器 e101 和一臺苯進料汽化 器 e102。在 r101 中，苯和乙烯于高溫、中壓下，在

49、催化劑床層中 發(fā)生烷基化反應(yīng)生成乙苯及少量二乙苯、多乙苯等。該反應(yīng)器由6 段 催化劑床層串聯(lián)而成，苯和乙烯依次進入每一段催化劑床層。 從界外引入的乙烯被分成 6 股，其中一股在流量調(diào)節(jié)閥控制下，同 來自 f101 的主物流苯匯合，一起進入反應(yīng)器頂部床層。其余5 股乙 烯也在各自流量調(diào)節(jié)閥控制下分別與對應(yīng)的急冷苯物流在急冷苯流量調(diào) 節(jié)閥下游匯合，然后 5 股（乙烯急冷苯）分別進入各自的段間多孔排 管式氣體分布器，并同來自上層的反應(yīng)物料混合，一起進入下一段床層。 由于烷基化反應(yīng)是強放熱反應(yīng)，本工藝為了控制催化劑床層中的絕 熱溫升，采取了將催化劑床層分成 6 段的措施，并在每兩段床層之間， 引入溫度

50、僅為 250左右的急冷苯和常溫乙烯，同來自上層的經(jīng)烷基化 反應(yīng)而升溫的熱物料混合，使混合物料溫度降到烷基化反應(yīng)所需的起始 溫度，再進入下一段床層，繼續(xù)在絕熱狀況下進行烷基化反應(yīng)。因此， 段間引入急冷苯和乙烯，乃是控制反應(yīng)溫度的必要而且有效的手段。 根據(jù)催化劑狀況，每段床層的出口溫度在 403（初期）422 （末期）范圍內(nèi)，并按每段床層的絕熱溫升控制在18左右，來確定 每個段間需引入的急冷苯和乙烯的流量?？偟姆磻?yīng)器壓降則按 0.40mpa（初期）0.54mpa（末期）進行設(shè)計。 每段床層由三層固定床層組成，自下而上為支承層（ 6 惰性氧化 鋁瓷球） 、催化劑層（ab97 型催化劑）和壓緊層（ 1

51、9 惰性氧化鋁瓷 球） 。每層都插入測溫元件。由每段床層的壓緊層中測得的溫度即代表該 段的反應(yīng)物料入口溫度，并將它作為該段的控制溫度。 2、苯乙烯單元 （1）乙苯蒸發(fā)及脫氫 來自界外的原料乙苯在流量控制下，首先與乙苯回收塔釜液泵 p413 送來的循環(huán)乙苯匯合，再與來自界外的 320kpag 配氣蒸汽同時進 入乙苯蒸發(fā)器 e304 殼程，并被管程 320kpag 蒸汽間接加熱后蒸發(fā)，獲 得溫度約 98的乙苯水蒸汽混合物，然后進入過熱器 e301 殼程，被 管程的剛從反應(yīng)器 r302 流出的溫度為 566左右的反應(yīng)氣加熱到 500左右。這股乙苯 水蒸汽物流在第一脫氫反應(yīng)器 r301 底部的混 合器

52、處同來自蒸汽過熱爐 f301b 室的過熱到 817的主蒸汽混合，溫度 達(dá)到 615左右后立即進入反應(yīng)器 r301 催化劑床層，乙苯在負(fù)壓絕熱 條件下發(fā)生脫氫反應(yīng)。 由于乙苯脫氫反應(yīng)為吸熱反應(yīng)，第一反應(yīng)器 r301 流出物溫度降至 533左右。經(jīng)歷了第一階段脫氫反應(yīng)的物流繼而進入位于第二脫氫反應(yīng) 器 r302 頂部的中間再熱器之管程，同殼程的來自蒸汽過熱爐f301a 室的 818過熱蒸汽換熱，管程的反應(yīng)物料溫度升至 617，進入第二 脫氫反應(yīng)器 r302 的催化劑床層，實現(xiàn)第二階段負(fù)壓絕熱脫氫反應(yīng)。 乙苯經(jīng)歷了分別在 r301 和 r302 中完成的二個階段絕熱脫氫反應(yīng) 后，溫度為 566的反應(yīng)

53、產(chǎn)物從 r302 排出，首先進入（乙苯）過熱器 e301 管程，同殼程的進料乙苯 水蒸汽換熱后進入低壓廢熱鍋爐 e302 的管程，加熱殼程的鍋爐給水，在殼程產(chǎn)生 320kpag 蒸汽，反應(yīng)產(chǎn)物 自身溫度便降至 160，并進入低低壓廢熱鍋爐 e303 的管程。自 e303 流出的溫度已降至 120的反應(yīng)產(chǎn)物仍呈氣態(tài)，被導(dǎo)入下游的工藝凝液 處理及尾氣處理系統(tǒng)作進一步加工。 脫氫反應(yīng)的乙苯有效液體空速 lhsv=0.4h-1。水比 1.3（初期） 1.45（末期） 。第一脫氫反應(yīng)器進口溫度 615（初期）640（末 期） ，壓力 61kpaa；第二脫氫反應(yīng)器進口溫度 617（初期）645 （末期）

54、，壓力 55kpaa。脫氫反應(yīng)的負(fù)壓操作條件由尾氣壓縮機 c301 產(chǎn)生。 （2）工藝凝液處理及汽提 來自脫氫反應(yīng)系統(tǒng)的反應(yīng)產(chǎn)物進入該系統(tǒng)后，同尾氣處理系統(tǒng)解吸 塔 t303 塔頂排出的氣流匯成的物流，進入急冷器 x301。在此噴入溫 度為 45左右的急冷水，同氣流發(fā)生直接接觸換熱，反應(yīng)產(chǎn)物氣流被急 驟冷卻到 69左右（仍呈氣態(tài)） ，從急冷器 x301 流出，繼而進入主冷 器 e305 的管程，被冷卻到 57（呈氣、液兩相） ，并實現(xiàn)氣液分離。 主冷器 e305 冷卻后的氣體同來自汽提塔冷凝器 e307 殼程的氣態(tài) 物流匯合并導(dǎo)入后冷器 e306 殼程，被管程的冷卻水進一步冷卻到 38 左右，

55、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)。主冷器 e305 排出的凝液同后冷器 e306 排出的凝液匯合，并集合 其它物流，混合液溫度約為 52，進入油水分離器 v305, 實現(xiàn)脫氫液 同水的分離。 v305 頂部設(shè)置管線同主冷器 e305 管程氣體出口管線連通，使 v305 釋放出來的不凝性氣體得到排放，并借此達(dá)到壓力平衡，以便于進 料物流進入 v305。 用脫氫液泵 p301 自油水分離器 v305 的油相收集室抽出脫氫液， 輸送到 400#的粗苯乙烯塔 t401，或輸送到 500#的脫氫液貯罐 v501。 用冷凝液泵 p302 自油水分離器 v305 的沉降室底部抽出

56、水層的工 藝?yán)淠M入聚結(jié)器 v312，進一步實現(xiàn)油/水分離。所得油相工藝凝 液由聚結(jié)器頂部溢出，返回油水分離器 v305；所得水相工藝凝液自聚 結(jié)器底部排出，經(jīng)過一過濾器，進入汽提塔冷凝器e307 的管程，與殼 程溫度為 77左右的汽提塔頂氣換熱，繼而進入混合器 x302，同蒸汽 直接混合升溫至 73左右后作為汽提塔進料進入汽提塔 t301 頂部。 汽提塔 t301 是一座篩板塔。它的底部通入 40kpag 的低低壓蒸汽， 通過水蒸汽的汽提作用，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左右的烴水蒸汽混合物在汽提塔冷凝器 e307 中同汽提塔進料換熱而被冷卻冷凝，所

57、得 73左右的冷凝液返回 油水分離器 v305，未冷凝的氣體同主冷器 e305 管程排放的未冷凝氣體 匯合成的物流，進入后冷器 e306。汽提塔塔底的溫度為 82左右的約 89t/h 工藝凝液從塔底排出，經(jīng)汽提塔釜液泵 p303 增壓后，進入工藝水 處理器 v306a/b 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 e308 的殼程，經(jīng)冷卻水冷卻后，部分作為急冷水， 部分進入尾氣壓縮機 c301。汽提塔 t301 處于負(fù)壓操作工況，其負(fù)壓由 尾氣壓縮機 c301 產(chǎn)生。開工期間 c301 尚未啟用時，負(fù)壓則由開車用 噴射泵 p307 產(chǎn)生。 （3）尾氣壓縮及吸收 由工藝

58、凝液處理系統(tǒng)收集的不凝性氣體（尾氣）匯合成的物流，進 入本系統(tǒng)的壓縮機吸入罐 v307，被尾氣壓縮機 c301 抽吸，經(jīng)壓縮升 壓，排出的氣液兩相物流進入壓縮機排出罐 v310，實現(xiàn)氣液分離。 v310 罐底收集的工藝凝液受液面控制而排放到工藝凝液處理系統(tǒng)的 油水分離器 v305 中進行處理。 v310 罐頂排出的氣體物流進入尾氣冷卻器 e310 的殼程，同管程的 冷卻水換熱而被冷卻冷凝。所得凝液返回壓縮機排出罐v310，而它排 出的氣體物流除一部分回流到 c301 進口管線（由壓縮機進口壓力控制 流量）外，其余部分則進入吸收塔 t302 下部。 吸收塔 t302 系填料塔，塔頂操作壓力約 4

59、3kpag，操作溫度約 38；塔底操作壓力約 53kpag，操作溫度約 50。來自解吸塔 t303 塔底并經(jīng) e312 和 e311 冷卻到 38的吸收劑從它的頂部向下噴淋，將 進料物流中夾帶的芳烴物質(zhì)加以吸收，未被吸收的尾氣送至v302，作 為蒸汽過熱爐 f301 的燃料。 吸收塔 t302 底部收集的吸收了芳烴物質(zhì)的吸收劑在液面控制下被 吸收塔釜液泵 p305 抽吸出來。這股物流先后流經(jīng)吸收劑換熱器 e312 和吸收劑加熱器 e313，被加熱到 110左右，進入解吸塔 t303 頂部。 t303 是一座真空條件下操作的填料塔，塔頂操作壓力約52kpaa，操 作溫度約 105；塔底操作壓力約

60、 56kpaa，操作溫度約 99。它的底 部通入 40kpag 的低低壓蒸汽, 把吸收劑在 t302 中吸收的芳烴解吸出 來, 所得芳烴和水蒸汽混合氣體從 t303 塔頂排至工藝凝液處理系統(tǒng)同 來自脫氫反應(yīng)系統(tǒng)的反應(yīng)產(chǎn)物匯合后進入急冷器x301 處理。 t303 底部得到經(jīng)解吸的溫度約 99的吸收劑，它被解吸塔釜液泵 p306 抽吸出來， 并先后經(jīng)吸收劑換熱器 e312 和吸收劑冷卻器 e311 被冷卻到 38左右，然后返回到吸收塔 t302 塔頂，再次噴淋下來吸收 尾氣中的芳烴物質(zhì)。 在解吸塔釜液泵 p306 的出口管線上分別接出支線，用來從界外補 充新鮮吸收劑和將廢吸收劑排至焦油貯罐 v5