乙苯工藝流程說明復(fù)習課程

1、乙苯工藝流程說明2.2 工藝說明工藝特點技術(shù)路線為當今應(yīng)用廣泛、技術(shù)成熟可靠、經(jīng)濟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(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190 240 ，烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)溫度175 235 ；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) 使用多點注乙烯加部分反應(yīng)物循環(huán)

2、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)備和時間。6) 采用合理的換熱流程，充分回收利用低溫能量，能耗低。反應(yīng)基理烷基化反應(yīng)在一定溫度、壓力下，乙烯與苯在酸性催化劑上進行烷基化反應(yīng)生成乙苯，化學方程式如下：C2H 4C2H 6C2H 5C6H 5同時，生成的乙苯還可以進一步與乙烯反應(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：C2H 4C2H 5C6H 5(C

3、2H 5) 2C6H 4C2H 4(C2 H 5) 2C6H 4(C2H 5 )3 C6H 3C2H 4(C2H 5) 3C6 H 3(C2H 5 )4 C6 H 2C2H 4(C2 H5)4C6H 2(C2H5 )5 C6HC2H 4(C2H 5)5C6H(C2H 5) 6C6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。這一方面是因為苯環(huán)上乙基之間位阻增大，另一方面是因為多乙苯的分子結(jié)構(gòu)越大越妨礙其在催化劑顆粒內(nèi)的擴散，那么發(fā)生進一步反應(yīng)的機會就越少。所以，實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，

4、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)的發(fā)生。上述反應(yīng)是強放熱反應(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

5、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)進料中，保證烷基化反應(yīng)在液相中進行。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，同時滿足苯烯比 3.0 的工藝條件，采用過量苯和部分反應(yīng)產(chǎn)物循環(huán)與多點乙烯進料相結(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。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

6、求，確定合適的反應(yīng)壓力。反應(yīng)溫度是影響反應(yīng)的重要因素。試驗表明，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，當反應(yīng)溫度升到 240 、 250 時，乙苯選擇性反而增加。這是因為在上述條件下，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 200 245 。苯烯比是指反應(yīng)原料苯與乙烯的摩爾比。試驗表明，苯烯比

7、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和反應(yīng)結(jié)果。設(shè)計的烷基化反應(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)對烷基化反應(yīng)的影響主要表現(xiàn)在對催化劑壽命的影響。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。通常采用白土對原料苯進行預(yù)處理。另外，反應(yīng)物中少量的溶解水對維持催化劑活性穩(wěn)定

8、性是有益的，但如果長期使催化劑處于高水含量的反應(yīng)物中，對催化劑的壽命極為不利。最佳的反應(yīng)物中水含量是 100 200ppm 。因此，必須嚴格控制原料中的雜質(zhì)含量。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、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：C6H 6(C2H 5 )2 C6H 42C2H5C6H5C6H 6(C2H 5 )3 C6H 3C2H 5C6 H 5 (C2H 5) 2C6H 4理論上講，所有的多乙苯都可以進行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，但實際上受分子篩孔道及擴散的限制，四乙苯以上的多乙苯幾

9、乎不發(fā)生烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)是可逆的二級反應(yīng)，接近熱力學平衡。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。工藝要求烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)在液相條件下進行。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。當催

10、化劑逐漸失活時，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)計反應(yīng)溫度的范圍是175 235 。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)量平衡來確定適宜的反應(yīng)溫度。進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)將增加苯塔的負荷，增加能量消耗。設(shè)計的烷基轉(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)是熱力學平衡控制，降低空速，增加反應(yīng)的停留時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

11、成本。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)時，進料中水含量與反應(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，但需時常監(jiān)測，并據(jù)此調(diào)整反應(yīng)溫度。一般反應(yīng)進料中的水含量為 50 150ppmwt 。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。乙苯單元的工藝原則流程圖見附圖POSM-10-N-8001 POSM-10-N-8007。烷基化工藝流程1) 正常操作工況下的烷基化工藝流程烷基化反應(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，

12、延長催化劑的使用壽命；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)計采用三反七段加循環(huán)的流程。通過調(diào)整各段乙烯進料與循環(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范圍。設(shè)計烷基化反應(yīng)器為絕熱反應(yīng)器，共三臺，第一臺反應(yīng)器中有一段催化劑床層，第二臺反應(yīng)器中有二段催化劑床層。第三臺反應(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)下進行。乙烯按一定的比例分成 7 份，分別進入 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)原料對乙

13、烯的溶解，設(shè)計第一烷基化反應(yīng)器與第二、第三烷基化反應(yīng)器各段乙烯進料之比是 1.3186:1.3186:1 ，三臺反應(yīng)器的溫升均小于 40 。在本工藝設(shè)計中，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。因此在每臺反應(yīng)器之間設(shè)置取熱裝置，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

14、，當反應(yīng)溫度達到235 時，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到第一烷基化反應(yīng)器入口溫度；開工時，則用開停工加熱器預(yù)熱苯進料。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

15、雜質(zhì)的影響最直接，更易失活，為保證裝置滿足 5 年的運轉(zhuǎn)周期，設(shè)計了第一烷基化反應(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)器與其余二臺反應(yīng)器隔離，單獨更換催化劑。換劑期間，另二臺烷基化反應(yīng)器仍可繼續(xù)操作。此時，乙烯與苯分別在第二和第三烷基化反應(yīng)器中的六段催化劑床層上發(fā)生烷基化反應(yīng)，在苯進料量不變的條件下，通過調(diào)整各段乙烯進料與循環(huán)物料的流量，乙苯裝置操作負荷仍可達到100 。設(shè)計切換工況時第二、第三烷基化反應(yīng)器各段的乙烯進料量之比是1.385 ：1.385 ：1： 1： 1： 1，反應(yīng)器各段的溫升約23 。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

16、乙苯。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)在一臺絕熱反應(yīng)器中進行，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)下進行。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器的進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)第三烷基化反應(yīng)器中段出料加熱到反應(yīng)溫度后，進入烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器發(fā)生反應(yīng)。原料苯中的水含量對催化劑壽命和反應(yīng)結(jié)果影響較大，需嚴格控制。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的反應(yīng)熱很小，整個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。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

17、臺反應(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催化劑進行吹掃，使苯含量小于10ppm，再用約180 的熱氮氣吹掃，置換出蒸汽和吸附的水分，最后用空氣使催化劑床層降溫。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，延長催化劑的使用。補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，再進入分子篩處理器中，進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間失效以后，需用0.45MPaG的過熱蒸

18、汽和180 熱氮氣進行處理，用蒸汽、氮氣吹掃、置換后，排放氣(氮氣 )中苯含量應(yīng)小于10ppm 。卸出的白土可回收處理。設(shè)計白土處理器二臺，切換操作；分子篩處理器一臺。乙苯精餾乙苯精餾工段共有四個塔，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汽。苯凝液一部分作為苯塔回流，其余與補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)的進料苯從苯塔上部第四板抽取。蒸苯塔回

19、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

20、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)進行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)。多乙苯產(chǎn)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。工藝流程敘述烷基化和烷基轉(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進料混合器(M-10801) 、R-10802 進料混合

21、器 (M-10802) 、第二烷基化反應(yīng)器 (R-10802) 中部、 R-10803 一段進料混合器 (M-10803) 、第三烷基化反應(yīng)器 (R-10803) 二段入口， R 10803 三段進料混合器 (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旁路進入R-10801進料混合器。在開工時，E-10801用作原料苯的

22、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)節(jié)閥控制其流量，與原料苯和乙烯在R-10801進料混合器(M-10801)中充分混合，然后進入第一烷基化反應(yīng)器(R-10801)。正常操作時，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，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 ，

23、并產(chǎn)生0.45MPaG 的蒸汽，然后與一定量乙烯在R-10802進料混合器 (M-10802) 中混合。通過調(diào)節(jié)冷卻器 E-10806 旁路的流量，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，達到反應(yīng)所需溫度后，與一定量乙烯在R-108

24、03 一段進料混合器 (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料在第三烷基化反應(yīng)器(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

25、段進料混合器(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。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，直接進入 第二烷 基化反應(yīng)器進行反應(yīng)，第二和

26、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)線抽出的烷基轉(zhuǎn)移原料苯。多乙苯的進料量采用流量控制，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 )，然后進入烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器(R-10804) 。反應(yīng)器的進料溫度通過調(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)過催化劑床層進行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，整

27、個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)。苯原料預(yù)處理和乙苯精餾來自界區(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)進入苯塔10801) 。苯塔

28、 (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)白土和分子篩劑處理的補充新(T-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，進一步冷凝該物流。兩相流進入苯塔回流罐(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

29、收集非正常狀況下分離出的游離水，收集的污水先排入地下分液罐，再適時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(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 進料混合器 (M-10805) 中混合，進入烷基轉(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控制。需要時，塔頂壓力也可與苯塔回流罐的氣相出料量串級控制。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，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控制，塔釜物料送至乙苯塔。來自苯塔

30、回流罐(D-10802)的蒸汽在流量控制下進入脫非芳塔(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-10810)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

31、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向火炬中排出不凝氣體或補充氮氣。苯塔 (T-10801) 塔底物料以汽液兩相進入乙苯塔(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 中冷凝的液體進入乙苯塔回流罐 (D-10804) ，經(jīng)乙苯塔頂泵 (P-1080

32、7)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充新鮮苯在乙苯 / 新鮮苯換熱器 (E-10814) 換熱至92 左右，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，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

33、器在需要時排放不凝氣到界外處理(可焚燒 )或補充氮氣。乙苯塔塔底物料呈氣液兩相進入多乙苯塔(T-10803)，多乙苯塔是減壓塔，由多乙苯塔真空泵 (SP-10801) 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)流量或補充氮氣以控制多乙苯塔的壓力。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

34、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，冷凝液進入多乙苯塔回流罐(D-10805) 。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-1