干气制乙苯工艺

第一章乙苯装置工艺流程及生产原理第一节催化干气预处理部分生产原理：乙苯烃化催化剂最怕碱性物质，会造成催化剂失活。而催化干气多采用乙醇胺等碱性物质脱硫技术脱除硫化氢，因此为了防止碱性物质进入烃化反应系统，催化干气首先要经过水洗。干气中的丙烯会与苯生成丙苯，同时会增加甲苯的生成量，造成苯耗上升增加产品成本，所以需要通过吸收的办法尽可能降低干气中丙烯的含量。工艺流程叙述：催化干气进装置后进入催化干气水洗罐（D-101）。该罐具有两个作用，其一是将催化干气进装置时携带的液体除去，另一作用是用水将携带的MEA除去。罐内设填料一段，罐底设水洗循环泵（P-101A/B），水洗用水循环使用。从催化干气水洗罐（D-101）顶部出来的气体依次进入催化干气换热器（E-101）、催化干气过冷器（E-102）与丙烯吸收塔（C-101）塔顶出来的低温催化干气、冷冻水换热，温度降至15℃，从底部进入丙烯吸收塔（C-101）。吸收剂从丙烯吸收塔顶部进入与催化干气逆向接触，将催化干气中的丙烯绝大部分除去，从丙烯吸收塔顶部出来的催化干气进入催化干气换热器（E-101）与进塔的催化干气换热回收部分冷量后去反应部分。吸收了丙烯的吸收剂从塔底出来进入贫液－富液换热器（E-103）与贫液换热后进入解吸塔（C-102）。解吸塔进料进入解吸塔后，塔顶汽相进入解吸塔顶蒸汽发生器（E-106）冷凝冷却，然后进入解吸塔回流罐（D-102），冷凝下来的液体用解吸塔回流泵（P-103A/B）送至解吸塔顶部，未冷凝的气体从解吸塔回流罐顶部出来后依次进入解吸塔顶冷却器（E-107）解吸塔顶气过冷器（E-108）进一步冷凝冷却，然后进入解吸塔顶分液罐（D-103）进行气液分离，冷凝下来的液体用解吸塔顶凝液泵（P-104A/B）送入解吸塔回流罐（D-102），未冷凝的气体出装置。解吸塔塔底物料用吸收剂循环泵（P-102A/B/C）加压后依次通过贫液－富液换热器（E-103）、贫液过冷器（E-104）冷却，返回丙烯吸收塔塔顶循环使用。解吸塔蒸汽发生器（E-106）产0.21Mpa蒸汽，解吸塔底重沸器（E-109）热源为热载体。第二节烃化及反烃化部分生产原理：生成乙苯:C2H4+C6H6=C6H5C2H5在沸石催化剂上存在Lewis酸中心，可以吸附干气中的乙烯分子，生成正碳离子L-CH2CH2+，再与苯进行加成反应生成乙苯。这一反应是可逆反应，但是在反应条件下，正向反应(烃化)比逆反应(反烃化)更有利。烃化反应是放热反应。反应热△H=-106.2KJ/mol。生成多乙苯:乙苯可以进一步烷基化生成二乙苯、三乙苯等。如：C6H5C2H5+C2H4=C6H4(C2H5)2（有邻、间、对三种异构体）多乙苯反烃化:在反烃化反应器中，在沸石催化剂上同样存在Lewis酸中心，吸附多乙苯分子生成正碳离子，发生烷基转移反应生成乙苯，并达到稳态浓度。C6H4(C2H5)2+C6H6=2C6H5C2H5生成丙苯和丁苯:干气中除含10~30(V)%的乙烯外，还含有少量的丙烯和丁烯，在烃化催化剂上，同样发生烷基化反应，生成同相应组分呈平衡的丙苯（异丙苯和正丙苯）和丁苯（4个异构体：正丁苯、异丁苯仲丁苯和叔丁基苯），C3H6+C6H6=C6H5C3H7C4H8+C6H6=C6H5C4H9生成甲苯:甲苯可以由非芳烃、乙苯和二甲苯生成的，且主要是由丙苯和丁苯之类较高级烷基苯生成的。甲苯在反应器中不易通过脱烷基方法除去。生成二甲苯:在Lewis酸中心作用下，在反应温度下，乙苯能够异构化生成二甲苯，三个二甲苯异构体之间很容易进行异构化，在反应器流出物中它们接近热力学平衡。生成多烷基苯:在烷基化反应器中，烷基苯也可能进一步烷基化生成相应的多烷基苯，如通过下列反应生成同甲苯呈平衡的甲乙苯，C6H5CH3+C2H4→C6H4CH3C2H5C6H5CH3+C6H5C2H5→C6H4CH3C2H5+C6H6其它一些烷基苯也可能进一步烷基化生成相应的多烷基苯，如乙基异丙苯。二丙苯，乙基二甲苯等。脂肪烃和芳烃的异构化作用都是很容易进行的反应，因此，它们的异构体（如对/间/邻乙基甲苯等）在反应器流出物中是接近热力学平衡的。生成轻组分：这些副产物包括H2、CO2、C2H6、CH4、N2，以及C3、C4、C5烯烃和石蜡烃。进料原料中杂质是轻组分的主要来源，除此之外，烯烃聚合生成小于C8之类的烃类。N[CnH2n]→[CnH2n]n生成多环化合物：多环化合物主要是二苯基乙烷和二苯基甲烷（联苯和1.1—二苯基甲烷）和它们的衍生物，被称做重组分或高沸物，二苯基甲烷主要是由较高级的烷基苯（丙苯、丁苯等）和苯反应生成的。例如：C6H5C3H7+C6H6→C6H5CH2C6H5+C2H6生成二苯基乙烷将更直接，基本上是通过下列烷基化反应进行的：C6H5C2H3+C6H6→C6H5C2H4C6H5多环化合物作为多乙苯塔釜液从工艺过程除去。工艺流程叙述：反应部分分为烃化反应和反烃化反应。脱除丙烯后的催化干气分四路进入烃化反应器（R-101A/B）。从分离部分来的循环苯分作两路。其中一路与新鲜苯换热，然后与反应产物换热，最后经循环苯加热炉（F-102）加热至340～360℃后，进入烃化反应器顶部。烃化反应器操作条件为：温度320～340℃，压力0.8MPa（G），苯：乙烯分子比6～7，乙烯重量空速为0.4～0.5h-1。从烃化反应器出来反应产物首先进入反应产物－循环苯换热器（二）（E-110），再进入反应产物－循环苯换热器（一）（E-111）与烃化反应用循环苯换热。从分离部分来循环苯进入循环苯罐（D-105）后，用循环苯泵（P-106A/B）抽出后分为两路，一路为烃化反应用苯，另一路为反烃化用苯。烃化反应用循环苯先依次通过新鲜苯－循环苯换热器（E-115）与新鲜苯换热，然后经反应产物－循环苯换热器（二）（E-110）、反应产物－循环苯换热器（一）（E-111）换热并汽化至250℃，进入循环苯加热炉（F-102）。反应产物被冷却至159℃，然后进入反应产物－苯塔进料换热器（E-112）与苯塔进料换热被冷却至127℃，换热后被冷凝下来的液体用反应产物中间凝液泵（P-107A/B）抽出，与换热后的苯塔进料混合进入分离部分，未冷凝的气体再经反应产物冷凝冷却器（E-113）用循环水冷却至40℃，被冷凝下来的液体，自流至分离部分的烃化尾气吸收塔（C-103）底部，未冷凝的气体最后进入反应产物冷却器（E-114）用冷冻水冷凝冷却至15℃，最后自流至分离部分的尾气吸收塔（C-103）底部。烃化反应器设两台，一开一备。从分离部分来的反烃化料与从分离部分来的反烃化用苯进入反烃化反应进料罐（D-106），混合后用反烃化反应进料泵（P-108A/B）升压至4.0MPaG，然后进入反烃化反应进料加热器（E-116）用热载体加热至反应所需温度，最后进入反烃化反应器（R-102）底部，反烃化反应器操作条件为：温度260℃，压力3.9MPaG，苯：反烃化料重量比6～8，反烃化料重量空速1～1.5h-1。从反烃化反应器（R-102）顶部出来的反烃化反应产物降压后进入分离部分的循环苯塔（C-104）。反烃化反应器设一台。烃化催化剂、反烃化催化剂均采用器外再生。烃化催化剂、反烃化催化剂在开工前需要进行活化，活化介质为氮气或净化压缩空气，采用电加热器加热氮气或净化压缩空气。第三节分离部分生产原理：自反应部分来的烃化产物是苯、乙苯、多乙苯、丙苯、非芳等组成的混合物。尾气吸收塔用多乙苯作为吸收剂吸收掉烃化尾气中的重组分，轻组分送出装置。吸收塔底的重组分与反烃化产物进入循环苯塔，将其中的苯回收，返回到烃化反应器和反烃化反应器。非芳塔的作用是从循环苯中的脱除轻非芳烃和低沸点化合物，以防积累，同时回收不凝气中的苯，降低苯耗。乙苯精馏塔的主要任务就是使乙苯产品达到苯乙烯装置所要求的工艺指标，乙苯产品的质量将决定苯乙烯的质量，特别是其中二乙苯的含量不能超过10ppm（wt），以防止在苯乙烯单元中形成难溶的聚合物。为了减少苯乙烯中α－甲基苯乙烯的含量，设置丙苯塔，以脱除丙苯的同系物。多乙苯塔将反应产物中的二乙苯、三乙苯回收，送到反烃化反应器，与苯反应生成乙苯。为了充分地回收热量，在循环苯塔、乙苯精馏塔、丙苯塔顶设置蒸汽发生器，产生0.21MPa蒸汽。工艺流程叙述：自反应产物过冷器（E-114）来的反应产物进入尾气吸收塔（C-103）底部，在0.575Mpa（G）压力下闪蒸，闪蒸汽相与自上而下的吸收剂逆向接触，将汽相中绝大部分苯及重组分吸收下来后，尾气自塔顶出装置。闪蒸液相、吸收剂及吸收下来的苯等重组分、反应产物冷凝冷却器（E-113）壳侧凝液等液体混合后，自塔底经吸收塔底泵（P-109A/B）压送至反应产物－苯塔进料换热器（E-112），加热至127℃后，与该换热器壳侧凝液混合后进入循环苯塔（C-104）。循环苯塔共有三股进料，一股是从反应产物－苯塔进料换热器（E-112）过来的物料，一股是反烃化反应产物，一股是新鲜苯。三股物料在不同位置进入循环苯塔（C-104）后，苯及不凝气从塔顶蒸出进入循环苯塔顶蒸汽发生器（E-117）和循环苯塔顶后冷器（E-133）冷凝冷却后进入循环苯塔回流罐（D-107）凝液全部经由循环苯塔回流泵（P-110A/B）打入塔顶作为回流，未冷凝的气体从循环苯塔回流罐（D-107）罐顶出来后进入脱非芳塔（C-105）作为脱非芳塔进料。循环苯塔侧线抽出循环苯，用循环苯塔侧线抽出泵（P-111A/B）送至循环苯罐（D-105）供反应部分用苯。塔底物料自压至乙苯精馏塔（C-106）。循环苯塔顶蒸汽发生器（E-117）产0.21MPaG蒸汽，循环苯塔顶后冷器（E-133）产120℃热水，循环苯塔重沸器（E-118A/B）热源为3.5MPaG蒸汽。脱非芳塔进料从底部进入脱非芳塔（C-105），脱非芳塔塔顶气体经脱非芳塔顶冷凝冷却器（E-119）和脱非芳塔顶后冷器（E-120）冷凝冷却，然后进入脱非芳塔回流罐（D-108）进行气液分离，不凝气从脱非芳塔回流罐顶出来进入燃料气分液罐（D-116），液体用脱非芳塔回流泵（P-112A/B）送至脱非芳塔顶部作为脱非芳塔回流。脱非芳塔塔底物流用脱非芳塔底泵（P-113A/B）送至循环苯塔（C-104）或循环苯罐（D-105）。脱非芳塔内置重沸器（E-137）热源采用1.0MPaG蒸汽。乙苯精馏塔进料进入乙苯精馏塔（C-106）后，乙苯从塔顶蒸出，进入乙苯精馏塔顶蒸汽发生器（E-121）冷凝，冷凝液进入乙苯精馏塔回流罐（D-109），经乙苯精馏塔回流泵（P-114A/B）加压后，一部分打入塔顶作为回流，另一部分经乙苯产品冷却器（E-123）冷却至40℃后送至乙苯产品罐（D-115A/B），然后用乙苯产品泵（P-116A/B）送出装置，合格乙苯送至罐区乙苯罐，不合格乙苯送至罐区不合格乙苯罐。塔底物料经乙苯精馏塔底泵（P-115A/B）加压后分为两路：一路作为丙苯塔进料送至丙苯塔（C-107），另一路作为尾气吸收塔（C-103）的循环吸收剂依次经循环吸收剂－反烃化料换热器（E-124）、循环吸收剂冷却器E-125）、循环吸收剂过冷器（E-126）冷却至15℃进入尾气吸收塔（C-103）塔顶。乙苯精馏塔塔顶蒸汽发生器（E-121）产0.21MPaG蒸汽，乙苯精馏塔底重沸器（E-122）的热源为3.5MPaG蒸汽。丙苯塔进料进入丙苯塔（C-107），丙苯从塔顶蒸出，进入丙苯塔顶蒸汽发生器（E-127）冷凝，冷凝液进入丙苯塔回流罐（D-111），然后经丙苯塔回流泵（P-117A/B）加压后分为两路，一部分打入塔顶作为回流，另一部分由丙苯冷却器（E-129）冷却至40℃后，送入丙苯罐（D-112）。由于丙苯量很小，生产过程中丙苯馏分送出为间歇操作。塔底物料经丙苯塔底泵（P-118A/B）送入多乙苯塔。丙苯塔顶蒸汽发生器（E-127）产0.21MPaG蒸汽，丙苯塔重沸器（E-128）热源为3.5MPaG蒸汽。多乙苯塔进料进入多乙苯塔（C-108）后，二乙苯、三乙苯等组分从