苯乙烯装置复杂吗
来源:学生作业帮 编辑:百度作业网作业帮 分类:化学作业 时间:2024/08/18 21:02:46
苯乙烯装置复杂吗
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很复杂.
工艺流程说明——脱氢工序
a)过热蒸汽系统
0.6 MPa的蒸汽经蒸汽缓冲罐(V-301)脱水后进入蒸汽过热炉(F-301)过热,去第三反应器(R-303)顶部热交换器,将第二反应器(R-302)出来的反应混合物预热到615 ℃,蒸汽去过热炉(F-302)过热,然后进入第二反应器(R-302)顶热交换器,将第一反应器(R-301)出口反应混合物加热至615 ℃.蒸汽去过热炉(F-303)过热后,去第一反应器(R-301),与乙苯、一次配汽混合后,依次进入R-301催化剂床层、R-302催化剂床层、R-303催化剂床层进行乙苯脱氢反应.
F-301、F-302、F-303三台炉燃料气气来自石油一厂管网.燃料气自管网进入动力车间燃料气罐,脱液后,进入苯乙烯装置燃料气罐(V-313).经V-313缓冲后,分别去F-301、F-302、F-303为炉子提供热量.
b)乙苯脱氢反应系统
乙苯由FIC-313控制流量进入乙苯预热器(E-304A、E-304B),被来自F-303的水加热后,进入乙苯蒸发器(E-303),与来自管网的0.6 MPa蒸汽(一次配汽)混合,同时由壳程0.6 MPa蒸汽加热汽化约105℃.
汽化后的乙苯、蒸汽混合物进入乙苯过热器(E-301)被来自第三反应器(R-303)的反应混合气体加热到约500 ℃左右,进入第一反应器(R-301),与来自第三蒸汽过热炉(F-303)的过热蒸汽混合均匀,混合后的温度达到600 ℃左右(催化剂从初期到末期温度逐渐上升,其出口温度也上升),在催化剂床层进行乙苯绝热脱氢反应,乙苯转化率约40 %,反应后的气体温度降至540 ℃左右.此混合气继续到第二反应器(R-302)顶部中间再热器,被来自第二蒸汽过热炉(F-302)的过热蒸汽加热至605 ℃左右,进入催化剂床层继续进行乙苯脱氢反应,总转化率达到约60 %.反应后,混合气温度降至578 ℃左右.此部分混合气再次进入第三反应器(R-303)顶部再热器,被来自第一蒸汽过热炉(F-301)的过热蒸汽加热,温度上升至610 ℃左右,进入第三反应器(R-303)催化剂床层,继续进行乙苯脱氢反应,第三反应器(R-303)出口总转化率约70 %.
自第三反应器(R-303)出来的反应气体,进入乙苯过热器(E-301)加热乙苯与蒸汽的混合气后,自身温度下降至300~320 ℃,再进入蒸汽发生器(E-302)管程进行换热.在E-302下段,产生0.32 MPa(表)蒸汽;在E-302上段,产生0.04 MPa(表)蒸汽.
0.32 MPa蒸汽去管网,作精馏系统热源;0.04 MPa蒸汽去汽提塔(T-301)作热源.
c)冷凝分离
反应混合气体产生0.32 MPa、0.04 MPa蒸汽后,温度下降,被来自工艺凝水泵(P-301)来的急冷水增湿急冷,温度下降至70 ℃左右,分别进入四组空气冷却器(EC-301),温度降至55 ℃以下,进入气液分离罐(V-306)进行气、液分离.
V-306中的冷凝液进入油水分离罐(V-307)进行油水分离.V-307为隔板式分离器,油、水混合物在此靠密度差分层.当油位高过隔板高度时,进入油相区,自流至炉油罐(V-309),与阻聚剂混合后,由炉油泵(P-302)送至中仓球罐(或V-509罐).由于V-306为负压,而V-307为正压,`故V-306至V-307管线中,存有一定高度的液体(其高度与两罐的压差有关);V-307中的水由泵(P-301)送至汽提系统进一步汽提水中的芳烃.
V-306中的气相依次进入循环水冷凝器(E-305)、盐水冷凝器(E-306)冷凝,冷凝液相也进入V-307进行油水分离;不凝气进入尾气分离罐(V-312),在V-312出口有三个阀门,分别控制尾气至蒸汽喷射泵抽真空系统、液环泵抽真空系统、尾气放空罐(V-311)放空系统.
当脱氢反应系统为正压操作时,V-311水放掉,尾气由V-311放空;当脱氢反应系统为负压操作时,V-311中充水,V-311有一工业水补充管线,防止罐内缺水,空气进入尾气系统,影响系统压力和安全生产.由于系统负压,自V-312出口至V-311管线(大气腿)中充满水,保持压力平衡,阻止空气进入系统.
d)真空
真空系统作用是为反应系统抽取负压,以有利于脱氢反应的进行.
真空系统有二套,一套为液环式真空/压缩机组,用乙苯液体作动力;另一套为蒸汽喷射泵,作备用.该泵用0.6 MPa蒸汽作动力,一般在开车初期生产负荷低于6000kg/h时使用,或在液环式真空泵故障时临时使用.
液环式真空/压缩机组流程:
真空/压缩机组用乙苯作动力,包括三台氧在线分析仪在内的联锁13套联锁.设备有二台泵(真空泵J-301、压缩机J-302)、二台隔离液泵、二个分离罐、二台盐冷器.真空泵盐水流量为42.3 m3 /h,压缩机换热器盐水流量为13.6 m3/h.
当用液环式真空/压缩机对脱氢反应系统抽负压时,吸入罐(V-312)出口气体,进入真空泵(真空泵入口有一止回阀),与乙苯混合,气、液混合物进入分离罐中,液相(主要是乙苯)经盐冷器冷凝至40 ℃以下,继续作真空泵动力,多余部分排至地槽(V-413);未凝气体进入压缩系统.
真空泵入口压力一般在15~30kPa左右,真空过高,设备振动、噪声大,易损坏设备.
未凝气体进入压缩机后,与乙苯混合,气液混合物进入压缩机分离罐中,不凝气体压力升高后去变压吸附装置(PSA)进一步分离氢气外供;液相(主要是乙苯)经盐冷器冷凝至50℃以下,继续作压缩机动力.
二台隔离液泵,分别形成自身循环系统,为真空泵、压缩机提供润滑冷却用油.
二个分离罐中多余液体排入地槽,地槽中的液体由气动隔膜泵送至油水分离罐(V-307).
真空/压缩设备是从英国Hick Hargrea Ves公司进口的,具有使反应系统形成真空和尾气增压二种作用,设备自身带有氧含量在线分析仪,监视系统氧含量(应低于体积分数0.1 %),以保证设备安全运行.
蒸汽喷射泵流程:
E-306不凝气体首先进入吸入罐V-312,在此少量夹带凝液分离后去V-307中;V-312顶部气相去蒸汽喷射泵,与蒸汽混合后进入循环水冷凝器(E-309),冷凝下来的液相进入V-307,气相进入循环水冷凝器(E-310),冷凝液进入V-307,不凝气可到PSA装置(或放空).
e)污水汽提
自水泵(P-301)来的工艺污水进入F-1、预过滤器、聚结器,在此油水进一步分离.油相自流入油水分离罐(V-307),水相进入汽提塔预热器(E-307),与汽提塔(T-301)顶来的气相物料换热,再经汽水混合器器加热后进入T-301顶部.在塔内与塔底上升蒸汽接触,进行传质传热,油与蒸汽的混合物从塔顶馏出.经汽提塔预热器(E-307)、冷凝器(E-308)进-步冷凝、冷却后,凝液进入油水分离罐(V-307),不凝气进入尾气盐冷器(E-306),使得汽提塔形成负压.
T-301热源:0.04 MPa蒸汽,当热量不足时,由0.6 MPa蒸汽补充.
T-301底部汽提水进入污水罐(V-310),由汽提污水泵(P-303)将水分别送入乙苯预热器(E-304A),加热乙苯后去第三蒸汽过热炉(F-303)的对流段取热后,再去E-304B加热乙苯物料,最后送至采暖水罐(V-318),然后去动力污水处理回用装置;F-301对流段水去V-303罐,作E-302发生0.04 MPa、0.32 MPa蒸汽水源.
T-301塔为负压塔,压力由PIC-329控制,塔内为二段250Y填料.
此系统于2008年4月检修时,为不影响生产,增加了停汽提塔时的流程.具体流程如下(流程图附后):
V-307罐凝水由P-301泵经LICA-304调节阀后向动力车间污水池供水(F-301对流段供水维持原流程不变).
P-303泵向F-303对流段供水,经E-304B换热后进入E-304A(或经E-427、E-313换热后进入V-316)后,进入V-310罐由P-303泵向F-303供水.水不够时可由工业水或动力回用污水补水.
P-307泵承担向急冷供水和夏季空冷喷淋用水.汽提塔及聚结器系统保留原流程.
f)阻聚剂配制
DNBP配制系统:
自炉油泵(P-302)来炉油进入配制罐(V-304),DNBP(液相)从配制釜上部加入200 kg(一桶),配制成约质量分数10 %浓度的溶液,经搅拌釜搅拌30分钟后,自流入计量罐(V-304A)中,由隔膜计量泵计量后(根据生产负荷,调整相应加入量),送至脱氢炉油中间罐(V-309)中,加入浓度为300~1000mg/kg.
TBC配制:自苯乙烯产品冷却器(E-423)来的苯乙烯进入TBC配制罐(V-314),TBC粉末从配制釜上部加入5kg,配制成质量分数约0.4 %浓度溶液,经搅拌釜搅拌15分钟后,自流入计量罐(V-314A)中,由隔膜计量泵(根据生产负荷,调整相应加入量)送至E-406气相线,随冷凝液同时进入苯乙烯成品中,控制苯乙烯产品中浓度在10~15mg/kg.
缓蚀剂配制:
将JCCR 1178缓蚀剂用脱盐水配制成10 %WT的溶液.用计量泵将配制溶液适量注入至脱氢急冷水或精馏T-401塔、V-406回流罐系统中.
g)氮气循环系统
动力管网来的N2由第一蒸汽过热炉(F-301)入口蒸汽管线进入脱氢系统,即三台炉(F-301、F-302、F-303)、三台反应器(R-301、R-302、R-303)、后冷系统(E-301、EC-301、E-305、E-306),最后至蒸汽喷射泵入口处N2循环阀门进入罗瓷风机.N2压力提高至150~170kPa左右,至F-301入口DN150N2循环管线重新进入F-301,形成N2循环.
N2循环系统用于脱氢装置开、停车时,反应器床层温度低于300 ℃时的升温、降温.
1.1.3.2 精馏系统
a)T-401塔
脱氢产出的炉油由FIC-401控制流量,经炉油泵(P-505)进入T-401塔进料预热器(E-401)中,由壳程再沸器(E-405)0.3 MPa凝水预热后,于塔的第三段填料层顶部进入粗苯乙烯塔(T-401).轻组份苯、甲苯、乙苯混合物,自塔顶馏出,经循环水冷凝器(E-403A/B)冷凝.大部分组份被冷凝下来,进入回流罐(V-401),未冷凝的气相芳烃组份,继续进入循环水冷凝器(E-422)、盐冷器(E-404)进一步冷凝,冷凝液进入回流罐(V-401)中;不凝气至精馏机械真空泵系统.
V-401中的液相组份,由回流泵(P-401)一部分打入塔顶作回流,另一部分去循环乙苯塔(T-403)提纯乙苯.T-401塔釜液组成为苯乙烯和焦油,由釜液泵(P-402)送至精苯乙烯塔(T-402),继续分离.
T-401塔为负压塔,加热热源为0.3 MPa蒸汽.
b)T-402塔
T-401的塔釜采出液从精苯乙烯塔(T-402)第二填料层顶部进入.塔顶组份为苯乙烯,纯度可达质量分数99.8 %以上.气相苯乙烯依次经循环水冷凝器(E-406)、盐水冷凝器(E-407)冷凝,冷凝液进入回流罐(V-403);E-407中的不凝气去精馏真空泵,与T-401塔共用一台真空泵.
来自TBC计量泵的TBC溶液,打入E-406入口气相线,进入塔内,(也可直接进入苯乙烯成品罐中).V-403中的苯乙烯,由回流泵(P-403)一部分打入塔顶作回流,另一部分采出经水冷器(E-423)和盐冷器(E-424)冷却,入苯乙烯中间罐(V-405A/B).塔加热热源为0.3 MPa蒸汽.
塔釜焦油自流入苯乙烯蒸出釜(VF-401)中.蒸出釜由0.6 MPa蒸汽加热,蒸出的部分苯乙烯经循环水冷凝器(E-409)、盐冷器(E-410)冷凝后,凝液进入脱氢粗苯乙烯罐(V-309);焦油装车外售.VF-401A/B为真空操作,由精馏真空泵形成.
c)T-403塔
T-401塔顶产出的苯、甲苯、乙苯组份,在循环乙苯塔(T-403)的预热器(E-411)中与T-403塔釜乙苯进行换热,进入T-403塔底部第一段填料的上部,进行精馏.
塔顶蒸出的苯、甲苯,经循环水冷凝器(E-412)冷凝,凝液进入回流罐(V-406).一部分由P-405打至塔顶作回流,另一部分产出入混合甲苯罐(V-410).V-410中的混合甲苯用甲苯泵(P-408)送至动力罐区.
塔釜乙苯先进入E-411加热进料,自身温度下降,又经水冷器(E-425)冷却后,去中仓乙苯贮罐(V-505A/B或V-507A/B).此部分乙苯称为循环乙苯.
T-403塔为常压塔,加热热源为0.6 MPa蒸汽.
d)T-401、T-402、T-403再沸器凝水系统流程
1、来自E-405再沸器的凝水进入凝水罐(V-402)后,通过液位控制阀LIC-401向E-401炉油预热器提供高温凝水,换热后的凝水通过TIC-402温度控制阀汇集至V-416汽水分离器内.
来自E-408再沸器凝水进入凝水罐(V-404)后,通过LICA-405液位控制阀进入V-416汽水分离器内.
进入V-416汽水分离器内的高温凝水闪蒸出0.1 Mpa蒸汽,可并入车间0.1 Mpa蒸汽管网或进入采暖水罐.
2、来自E-413凝水进入凝水罐(V-407)后,通过液位控制阀LICA-412使凝水到达V-417汽水分离器内.
来自E-303乙苯发生器0.6 Mpa管程加热蒸汽产生的高温凝结水进入位于装置二楼的V-417汽水分离器内.
进入V-417汽水分离器内的高温凝水闪蒸出0.1 Mpa蒸汽,可并入车间0.1 Mpa蒸汽管网或进入采暖水罐.
3、V-416、V-417汽水分离器内的凝水通过各自的调节阀组(LIC-416、LIC-417)控制进入位于装置一楼的V-415闭式凝水回收罐内.
⑴通过V-415回收罐下部的两台水泵将凝水直接提供给F-301对流段用水.
⑵凝结水进入E-427冷却后一部分直接向急冷水供水,另一部分再次通过E-313盐冷器冷却后,经P-307泵可向急冷、喷淋供水.
⑶在满足上述情况用水后,其余部分通过调节阀LIC-415进入采暖水罐.
⑷当V-415回收罐内液位不足时,可通过打开工业水补水阀门方式补水,以满足用水需求.
e)精馏真空泵流程
真空泵工作液为乙苯,系统带有一台气液分离罐和盐水冷却器.乙苯经盐冷器冷却至20 ℃以下进入真空泵,与来自盐冷器E-404、E-407的不凝气混合,气液混合物一同进入气液分离罐(V-420)中,液相流入脱氢油水分离罐(V-307)中,气相从放空管线排出.
1.1.3.3 中间罐区
中间罐区共有80m3罐10台、400m3球罐1台;乙苯泵2台,炉油泵2台,苯乙烯送出泵2台.其中,乙苯罐4台,位号:V-505A/B、V-507A/B;苯乙烯罐4台,位号:V-503A/B、V-511A/B;炉油罐3台,位号:V-509A/B、400m3球罐(1台).乙苯泵位号:P-504A/B、炉油泵位号:P-505A/B、苯乙烯送出泵:位号P-506A/B.
苯乙烯贮罐于2003年7月~8月检修时,改造为内浮顶罐.
乙苯罐自南罐区间断接收乙苯物料,由中仓乙苯泵(P-504)送至脱氢工序;苯乙烯罐经分析合格后,送至南罐区;炉油罐收脱氢炉油泵(P-302)送来的炉油,经脱水后,由炉油泵(P-505)送至精馏工序.
乙苯泵(P-504)、炉油泵(P-505)、苯乙烯泵(P-506)放置在中仓泵房内.
1.1.3.4 PSA系统
苯乙烯脱氢尾气进入PSA系统有两路流程:一路来自两级液环泵出口,压力为0.027 MPa,此气体可直接去C-102(氢气压缩机);另一路来自蒸气喷射泵,出口压力为常压,经程控阀KV-107A、鼓风机(C101A、B,一开一备),加压到0.027 MPa,再经冷却器(E-101)冷却至常温后,两路原料气汇合后进入气液分离器(V-107)分离掉气体中所带的机械水,再进入压缩机(C-102A、B,一开一备)加压到1.5 MPa.经压缩后的原料气先进入气液分离器(V-101)分离掉气体中所带的机械水,再进入冷干机(D-101A、B,一开一备)降温,粗脱除苯、甲苯、乙苯、苯乙烯和水等,脱除物经气液分离器(V-102)进入贮液槽(V-106),经过冷干机分离后的原料气经流量计(FICQ-101)计量后,进入由6吸附器(T101A~F)、一台均压罐(V-103)及一系列程控阀等组成的变压吸附制氢系统.PSA制氢系统采用6塔操作,2塔同时进料,3次均压,抽空降压解吸的工艺流程.原料气出入口端自下而上通过2台正处于吸附状态的吸附器,吸附器内装填的吸附剂吸附原料气中的强吸附组分CO2、CO、H2O等,弱吸附的氢气等组份未被吸附,在吸附压力下从吸附器顶部流出,得到产品氢气,经流量计(FIQ-102)计量后送往界外.大部分CO2、CO、H2O及杂质被吸附在吸附剂上,通过减压,使被吸附的CO2、CO、H2O及杂质从吸附剂上脱附,得到解吸气,同时使吸附剂得到再生.
从吸附器入口端排出的解吸气来自逆放和抽真空两个步骤.逆放步骤中压力较高的那部份逆放气通过管道FG101,程控阀KV-109进入解吸气缓冲罐(V-104),再通过管道FG103经调节阀(PV-104)稳压后进入解吸气混合罐(V-105);抽真空步骤为逆向放压结束后利用真空泵(P101A~C)将解吸气抽空并压缩后送入解吸气混合罐(V-105),然后送出界外到工厂火炬管网.
工艺流程说明——脱氢工序
a)过热蒸汽系统
0.6 MPa的蒸汽经蒸汽缓冲罐(V-301)脱水后进入蒸汽过热炉(F-301)过热,去第三反应器(R-303)顶部热交换器,将第二反应器(R-302)出来的反应混合物预热到615 ℃,蒸汽去过热炉(F-302)过热,然后进入第二反应器(R-302)顶热交换器,将第一反应器(R-301)出口反应混合物加热至615 ℃.蒸汽去过热炉(F-303)过热后,去第一反应器(R-301),与乙苯、一次配汽混合后,依次进入R-301催化剂床层、R-302催化剂床层、R-303催化剂床层进行乙苯脱氢反应.
F-301、F-302、F-303三台炉燃料气气来自石油一厂管网.燃料气自管网进入动力车间燃料气罐,脱液后,进入苯乙烯装置燃料气罐(V-313).经V-313缓冲后,分别去F-301、F-302、F-303为炉子提供热量.
b)乙苯脱氢反应系统
乙苯由FIC-313控制流量进入乙苯预热器(E-304A、E-304B),被来自F-303的水加热后,进入乙苯蒸发器(E-303),与来自管网的0.6 MPa蒸汽(一次配汽)混合,同时由壳程0.6 MPa蒸汽加热汽化约105℃.
汽化后的乙苯、蒸汽混合物进入乙苯过热器(E-301)被来自第三反应器(R-303)的反应混合气体加热到约500 ℃左右,进入第一反应器(R-301),与来自第三蒸汽过热炉(F-303)的过热蒸汽混合均匀,混合后的温度达到600 ℃左右(催化剂从初期到末期温度逐渐上升,其出口温度也上升),在催化剂床层进行乙苯绝热脱氢反应,乙苯转化率约40 %,反应后的气体温度降至540 ℃左右.此混合气继续到第二反应器(R-302)顶部中间再热器,被来自第二蒸汽过热炉(F-302)的过热蒸汽加热至605 ℃左右,进入催化剂床层继续进行乙苯脱氢反应,总转化率达到约60 %.反应后,混合气温度降至578 ℃左右.此部分混合气再次进入第三反应器(R-303)顶部再热器,被来自第一蒸汽过热炉(F-301)的过热蒸汽加热,温度上升至610 ℃左右,进入第三反应器(R-303)催化剂床层,继续进行乙苯脱氢反应,第三反应器(R-303)出口总转化率约70 %.
自第三反应器(R-303)出来的反应气体,进入乙苯过热器(E-301)加热乙苯与蒸汽的混合气后,自身温度下降至300~320 ℃,再进入蒸汽发生器(E-302)管程进行换热.在E-302下段,产生0.32 MPa(表)蒸汽;在E-302上段,产生0.04 MPa(表)蒸汽.
0.32 MPa蒸汽去管网,作精馏系统热源;0.04 MPa蒸汽去汽提塔(T-301)作热源.
c)冷凝分离
反应混合气体产生0.32 MPa、0.04 MPa蒸汽后,温度下降,被来自工艺凝水泵(P-301)来的急冷水增湿急冷,温度下降至70 ℃左右,分别进入四组空气冷却器(EC-301),温度降至55 ℃以下,进入气液分离罐(V-306)进行气、液分离.
V-306中的冷凝液进入油水分离罐(V-307)进行油水分离.V-307为隔板式分离器,油、水混合物在此靠密度差分层.当油位高过隔板高度时,进入油相区,自流至炉油罐(V-309),与阻聚剂混合后,由炉油泵(P-302)送至中仓球罐(或V-509罐).由于V-306为负压,而V-307为正压,`故V-306至V-307管线中,存有一定高度的液体(其高度与两罐的压差有关);V-307中的水由泵(P-301)送至汽提系统进一步汽提水中的芳烃.
V-306中的气相依次进入循环水冷凝器(E-305)、盐水冷凝器(E-306)冷凝,冷凝液相也进入V-307进行油水分离;不凝气进入尾气分离罐(V-312),在V-312出口有三个阀门,分别控制尾气至蒸汽喷射泵抽真空系统、液环泵抽真空系统、尾气放空罐(V-311)放空系统.
当脱氢反应系统为正压操作时,V-311水放掉,尾气由V-311放空;当脱氢反应系统为负压操作时,V-311中充水,V-311有一工业水补充管线,防止罐内缺水,空气进入尾气系统,影响系统压力和安全生产.由于系统负压,自V-312出口至V-311管线(大气腿)中充满水,保持压力平衡,阻止空气进入系统.
d)真空
真空系统作用是为反应系统抽取负压,以有利于脱氢反应的进行.
真空系统有二套,一套为液环式真空/压缩机组,用乙苯液体作动力;另一套为蒸汽喷射泵,作备用.该泵用0.6 MPa蒸汽作动力,一般在开车初期生产负荷低于6000kg/h时使用,或在液环式真空泵故障时临时使用.
液环式真空/压缩机组流程:
真空/压缩机组用乙苯作动力,包括三台氧在线分析仪在内的联锁13套联锁.设备有二台泵(真空泵J-301、压缩机J-302)、二台隔离液泵、二个分离罐、二台盐冷器.真空泵盐水流量为42.3 m3 /h,压缩机换热器盐水流量为13.6 m3/h.
当用液环式真空/压缩机对脱氢反应系统抽负压时,吸入罐(V-312)出口气体,进入真空泵(真空泵入口有一止回阀),与乙苯混合,气、液混合物进入分离罐中,液相(主要是乙苯)经盐冷器冷凝至40 ℃以下,继续作真空泵动力,多余部分排至地槽(V-413);未凝气体进入压缩系统.
真空泵入口压力一般在15~30kPa左右,真空过高,设备振动、噪声大,易损坏设备.
未凝气体进入压缩机后,与乙苯混合,气液混合物进入压缩机分离罐中,不凝气体压力升高后去变压吸附装置(PSA)进一步分离氢气外供;液相(主要是乙苯)经盐冷器冷凝至50℃以下,继续作压缩机动力.
二台隔离液泵,分别形成自身循环系统,为真空泵、压缩机提供润滑冷却用油.
二个分离罐中多余液体排入地槽,地槽中的液体由气动隔膜泵送至油水分离罐(V-307).
真空/压缩设备是从英国Hick Hargrea Ves公司进口的,具有使反应系统形成真空和尾气增压二种作用,设备自身带有氧含量在线分析仪,监视系统氧含量(应低于体积分数0.1 %),以保证设备安全运行.
蒸汽喷射泵流程:
E-306不凝气体首先进入吸入罐V-312,在此少量夹带凝液分离后去V-307中;V-312顶部气相去蒸汽喷射泵,与蒸汽混合后进入循环水冷凝器(E-309),冷凝下来的液相进入V-307,气相进入循环水冷凝器(E-310),冷凝液进入V-307,不凝气可到PSA装置(或放空).
e)污水汽提
自水泵(P-301)来的工艺污水进入F-1、预过滤器、聚结器,在此油水进一步分离.油相自流入油水分离罐(V-307),水相进入汽提塔预热器(E-307),与汽提塔(T-301)顶来的气相物料换热,再经汽水混合器器加热后进入T-301顶部.在塔内与塔底上升蒸汽接触,进行传质传热,油与蒸汽的混合物从塔顶馏出.经汽提塔预热器(E-307)、冷凝器(E-308)进-步冷凝、冷却后,凝液进入油水分离罐(V-307),不凝气进入尾气盐冷器(E-306),使得汽提塔形成负压.
T-301热源:0.04 MPa蒸汽,当热量不足时,由0.6 MPa蒸汽补充.
T-301底部汽提水进入污水罐(V-310),由汽提污水泵(P-303)将水分别送入乙苯预热器(E-304A),加热乙苯后去第三蒸汽过热炉(F-303)的对流段取热后,再去E-304B加热乙苯物料,最后送至采暖水罐(V-318),然后去动力污水处理回用装置;F-301对流段水去V-303罐,作E-302发生0.04 MPa、0.32 MPa蒸汽水源.
T-301塔为负压塔,压力由PIC-329控制,塔内为二段250Y填料.
此系统于2008年4月检修时,为不影响生产,增加了停汽提塔时的流程.具体流程如下(流程图附后):
V-307罐凝水由P-301泵经LICA-304调节阀后向动力车间污水池供水(F-301对流段供水维持原流程不变).
P-303泵向F-303对流段供水,经E-304B换热后进入E-304A(或经E-427、E-313换热后进入V-316)后,进入V-310罐由P-303泵向F-303供水.水不够时可由工业水或动力回用污水补水.
P-307泵承担向急冷供水和夏季空冷喷淋用水.汽提塔及聚结器系统保留原流程.
f)阻聚剂配制
DNBP配制系统:
自炉油泵(P-302)来炉油进入配制罐(V-304),DNBP(液相)从配制釜上部加入200 kg(一桶),配制成约质量分数10 %浓度的溶液,经搅拌釜搅拌30分钟后,自流入计量罐(V-304A)中,由隔膜计量泵计量后(根据生产负荷,调整相应加入量),送至脱氢炉油中间罐(V-309)中,加入浓度为300~1000mg/kg.
TBC配制:自苯乙烯产品冷却器(E-423)来的苯乙烯进入TBC配制罐(V-314),TBC粉末从配制釜上部加入5kg,配制成质量分数约0.4 %浓度溶液,经搅拌釜搅拌15分钟后,自流入计量罐(V-314A)中,由隔膜计量泵(根据生产负荷,调整相应加入量)送至E-406气相线,随冷凝液同时进入苯乙烯成品中,控制苯乙烯产品中浓度在10~15mg/kg.
缓蚀剂配制:
将JCCR 1178缓蚀剂用脱盐水配制成10 %WT的溶液.用计量泵将配制溶液适量注入至脱氢急冷水或精馏T-401塔、V-406回流罐系统中.
g)氮气循环系统
动力管网来的N2由第一蒸汽过热炉(F-301)入口蒸汽管线进入脱氢系统,即三台炉(F-301、F-302、F-303)、三台反应器(R-301、R-302、R-303)、后冷系统(E-301、EC-301、E-305、E-306),最后至蒸汽喷射泵入口处N2循环阀门进入罗瓷风机.N2压力提高至150~170kPa左右,至F-301入口DN150N2循环管线重新进入F-301,形成N2循环.
N2循环系统用于脱氢装置开、停车时,反应器床层温度低于300 ℃时的升温、降温.
1.1.3.2 精馏系统
a)T-401塔
脱氢产出的炉油由FIC-401控制流量,经炉油泵(P-505)进入T-401塔进料预热器(E-401)中,由壳程再沸器(E-405)0.3 MPa凝水预热后,于塔的第三段填料层顶部进入粗苯乙烯塔(T-401).轻组份苯、甲苯、乙苯混合物,自塔顶馏出,经循环水冷凝器(E-403A/B)冷凝.大部分组份被冷凝下来,进入回流罐(V-401),未冷凝的气相芳烃组份,继续进入循环水冷凝器(E-422)、盐冷器(E-404)进一步冷凝,冷凝液进入回流罐(V-401)中;不凝气至精馏机械真空泵系统.
V-401中的液相组份,由回流泵(P-401)一部分打入塔顶作回流,另一部分去循环乙苯塔(T-403)提纯乙苯.T-401塔釜液组成为苯乙烯和焦油,由釜液泵(P-402)送至精苯乙烯塔(T-402),继续分离.
T-401塔为负压塔,加热热源为0.3 MPa蒸汽.
b)T-402塔
T-401的塔釜采出液从精苯乙烯塔(T-402)第二填料层顶部进入.塔顶组份为苯乙烯,纯度可达质量分数99.8 %以上.气相苯乙烯依次经循环水冷凝器(E-406)、盐水冷凝器(E-407)冷凝,冷凝液进入回流罐(V-403);E-407中的不凝气去精馏真空泵,与T-401塔共用一台真空泵.
来自TBC计量泵的TBC溶液,打入E-406入口气相线,进入塔内,(也可直接进入苯乙烯成品罐中).V-403中的苯乙烯,由回流泵(P-403)一部分打入塔顶作回流,另一部分采出经水冷器(E-423)和盐冷器(E-424)冷却,入苯乙烯中间罐(V-405A/B).塔加热热源为0.3 MPa蒸汽.
塔釜焦油自流入苯乙烯蒸出釜(VF-401)中.蒸出釜由0.6 MPa蒸汽加热,蒸出的部分苯乙烯经循环水冷凝器(E-409)、盐冷器(E-410)冷凝后,凝液进入脱氢粗苯乙烯罐(V-309);焦油装车外售.VF-401A/B为真空操作,由精馏真空泵形成.
c)T-403塔
T-401塔顶产出的苯、甲苯、乙苯组份,在循环乙苯塔(T-403)的预热器(E-411)中与T-403塔釜乙苯进行换热,进入T-403塔底部第一段填料的上部,进行精馏.
塔顶蒸出的苯、甲苯,经循环水冷凝器(E-412)冷凝,凝液进入回流罐(V-406).一部分由P-405打至塔顶作回流,另一部分产出入混合甲苯罐(V-410).V-410中的混合甲苯用甲苯泵(P-408)送至动力罐区.
塔釜乙苯先进入E-411加热进料,自身温度下降,又经水冷器(E-425)冷却后,去中仓乙苯贮罐(V-505A/B或V-507A/B).此部分乙苯称为循环乙苯.
T-403塔为常压塔,加热热源为0.6 MPa蒸汽.
d)T-401、T-402、T-403再沸器凝水系统流程
1、来自E-405再沸器的凝水进入凝水罐(V-402)后,通过液位控制阀LIC-401向E-401炉油预热器提供高温凝水,换热后的凝水通过TIC-402温度控制阀汇集至V-416汽水分离器内.
来自E-408再沸器凝水进入凝水罐(V-404)后,通过LICA-405液位控制阀进入V-416汽水分离器内.
进入V-416汽水分离器内的高温凝水闪蒸出0.1 Mpa蒸汽,可并入车间0.1 Mpa蒸汽管网或进入采暖水罐.
2、来自E-413凝水进入凝水罐(V-407)后,通过液位控制阀LICA-412使凝水到达V-417汽水分离器内.
来自E-303乙苯发生器0.6 Mpa管程加热蒸汽产生的高温凝结水进入位于装置二楼的V-417汽水分离器内.
进入V-417汽水分离器内的高温凝水闪蒸出0.1 Mpa蒸汽,可并入车间0.1 Mpa蒸汽管网或进入采暖水罐.
3、V-416、V-417汽水分离器内的凝水通过各自的调节阀组(LIC-416、LIC-417)控制进入位于装置一楼的V-415闭式凝水回收罐内.
⑴通过V-415回收罐下部的两台水泵将凝水直接提供给F-301对流段用水.
⑵凝结水进入E-427冷却后一部分直接向急冷水供水,另一部分再次通过E-313盐冷器冷却后,经P-307泵可向急冷、喷淋供水.
⑶在满足上述情况用水后,其余部分通过调节阀LIC-415进入采暖水罐.
⑷当V-415回收罐内液位不足时,可通过打开工业水补水阀门方式补水,以满足用水需求.
e)精馏真空泵流程
真空泵工作液为乙苯,系统带有一台气液分离罐和盐水冷却器.乙苯经盐冷器冷却至20 ℃以下进入真空泵,与来自盐冷器E-404、E-407的不凝气混合,气液混合物一同进入气液分离罐(V-420)中,液相流入脱氢油水分离罐(V-307)中,气相从放空管线排出.
1.1.3.3 中间罐区
中间罐区共有80m3罐10台、400m3球罐1台;乙苯泵2台,炉油泵2台,苯乙烯送出泵2台.其中,乙苯罐4台,位号:V-505A/B、V-507A/B;苯乙烯罐4台,位号:V-503A/B、V-511A/B;炉油罐3台,位号:V-509A/B、400m3球罐(1台).乙苯泵位号:P-504A/B、炉油泵位号:P-505A/B、苯乙烯送出泵:位号P-506A/B.
苯乙烯贮罐于2003年7月~8月检修时,改造为内浮顶罐.
乙苯罐自南罐区间断接收乙苯物料,由中仓乙苯泵(P-504)送至脱氢工序;苯乙烯罐经分析合格后,送至南罐区;炉油罐收脱氢炉油泵(P-302)送来的炉油,经脱水后,由炉油泵(P-505)送至精馏工序.
乙苯泵(P-504)、炉油泵(P-505)、苯乙烯泵(P-506)放置在中仓泵房内.
1.1.3.4 PSA系统
苯乙烯脱氢尾气进入PSA系统有两路流程:一路来自两级液环泵出口,压力为0.027 MPa,此气体可直接去C-102(氢气压缩机);另一路来自蒸气喷射泵,出口压力为常压,经程控阀KV-107A、鼓风机(C101A、B,一开一备),加压到0.027 MPa,再经冷却器(E-101)冷却至常温后,两路原料气汇合后进入气液分离器(V-107)分离掉气体中所带的机械水,再进入压缩机(C-102A、B,一开一备)加压到1.5 MPa.经压缩后的原料气先进入气液分离器(V-101)分离掉气体中所带的机械水,再进入冷干机(D-101A、B,一开一备)降温,粗脱除苯、甲苯、乙苯、苯乙烯和水等,脱除物经气液分离器(V-102)进入贮液槽(V-106),经过冷干机分离后的原料气经流量计(FICQ-101)计量后,进入由6吸附器(T101A~F)、一台均压罐(V-103)及一系列程控阀等组成的变压吸附制氢系统.PSA制氢系统采用6塔操作,2塔同时进料,3次均压,抽空降压解吸的工艺流程.原料气出入口端自下而上通过2台正处于吸附状态的吸附器,吸附器内装填的吸附剂吸附原料气中的强吸附组分CO2、CO、H2O等,弱吸附的氢气等组份未被吸附,在吸附压力下从吸附器顶部流出,得到产品氢气,经流量计(FIQ-102)计量后送往界外.大部分CO2、CO、H2O及杂质被吸附在吸附剂上,通过减压,使被吸附的CO2、CO、H2O及杂质从吸附剂上脱附,得到解吸气,同时使吸附剂得到再生.
从吸附器入口端排出的解吸气来自逆放和抽真空两个步骤.逆放步骤中压力较高的那部份逆放气通过管道FG101,程控阀KV-109进入解吸气缓冲罐(V-104),再通过管道FG103经调节阀(PV-104)稳压后进入解吸气混合罐(V-105);抽真空步骤为逆向放压结束后利用真空泵(P101A~C)将解吸气抽空并压缩后送入解吸气混合罐(V-105),然后送出界外到工厂火炬管网.