长岭炼化12万吨年稀乙烯制乙苯装置内部培训教材

1.概述1.1装置概况本装置为中国石油化工股份有限公司长岭分公司12万吨/年催化干气制乙苯装置，为新建装置。

设计规模12万吨/年乙苯。

装置开工按8400小时设计。

操作负荷弹性60~110%。

本装置采用中国石化的气相法干气制乙苯成套技术（SGEB）。

装置主要包括工艺部分和辅助公用工程部分。

1.2装置组成乙苯装置工艺过程分为催化干气脱丙烯部分、反应部分、分离部分、热载体部分、产汽部分、热水和冷冻水部分、燃料及放空部分等。

1.3设计原则1）采用国内先进、可靠的工艺技术和设备，使装置总体水平达到国内领先水平。

2）安全、环保、消防与设计同步进行，满足国家和地方标准及规范要求。

3）公用工程系统充分依托长岭分公司现有条件，节约装置投资。

4）装置采用DCS，满足集中控制要求。

1.4设计特点本装置采用中国石化的气相法干气制乙苯成套技术（SGEB）。

烷基化部分采用气相烷基化反应，催化剂采用上海石油化工研究院研制的催化剂（SEB-08）；烷基转移部分采用液相烷基转移反应，催化剂采用石油化工科学研究院研制的催化剂（AEB-1H）。

2.原料、辅助材料和产品2.1原料本装置原料为经过脱硫后的催化干气和新鲜苯，催化干气来自于新建3＃催化裂化装置和1＃催化裂化装置所产干气，分别脱完硫后经管道输送至乙苯装置，其中新建3＃催化裂化装置所产12.14万吨/年干气全部进乙苯装置，不足部分约4.97万吨/年干气由1＃催化裂化装置补足。

新鲜苯由罐区经管道输送至乙苯装置。

原料组成及性质如下：2.1.1催化干气催化裂化装置来的经过脱硫后的催化干气组成见表2-1表2-1 催化干气组成备注：混合比例为全部3＃催化裂化干气量14452.38Kg/h，部分1＃催化裂化干量6069.34Kg/h。

技术要求如下：丙烯：业主应充分考虑降低原料中丙烯含量的必要性，建议≤0.7％V总硫（H2S）：≤20ppm水：饱和水进装置温度：40℃进装置压力：1.0MpaG2.1.2新鲜苯新鲜苯（石油苯）质量指标必须符合GB3405-89优级品要求，指标见表2-2表2-2 新鲜苯质量指标2.2辅助材料2.2.1烷基化催化剂表2-3 烷基化催化剂规格2.2.2烷基转移催化剂表2-4 烷基转移催化剂规格2.3产品性质2.3.1主要产品质量控制指标本装置的目标产品为乙苯，副产品有高沸物、丙苯馏分、烃化尾气。

乙苯产品质量指标满足以下要求，见表2-5。

表2-5 乙苯产品质量指标备注：乙苯产品中二甲苯含量为≤1000ppm本项目同时还副产少量的丙苯馏分、高沸物、烃化尾气。

丙苯馏分可调和高标号汽油；高沸物主要为沸点高于三乙苯的物质，可按燃料油销售；烃化尾气作燃料气使用。

2.3.2主要产品性质主要产品预期产品规格气体产品组成见表2-6、液体产品组成见表2-7.表2-6 气体产品预期组成表2-7 液体产品预期组成3.生产方法及流程简述3.1生产方法本装置采用中国石化的气相法干气制乙苯成套技术（SGEB）生产乙苯。

3.2工艺原理简述干气制乙苯工艺原理主反应：C2H4+C6H6=C6H5C2H5烃化反应生成乙苯C6H4(C2H5)2+C6H6=2C6H5C2H5反烃化反应生成乙苯主要副反应：C6H5C2H5+C2H4=C6H4(C2H5)2 烃化反应生成二乙苯C6H4(C2H5)2+C2H4=C6H3(C2H5)3烃化反应生成多乙苯C3H6+C6H6=C6H5C3H7烃化反应生成丙苯C6H5C2H5= C6H4(CH3)2异构化反应生成二甲苯n[C n H2n]→[C n H2n]n烯烃聚合生成非芳3.3工艺流程简述本装置工艺过程分为催化干气脱丙烯部分、反应部分、分离部分、热载体系统、产汽部分、热水和冷冻水系统等。

3.3.1催化干气脱丙烯部分催化干气进乙苯装置后进入催化干气水洗罐（0262-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，另一个作用是用水将携带的MEA除去。

罐内设填料一段，罐底设水底循环泵（0262-P-101AB），水洗用水循环使用。

从催化干气水洗罐顶部出来的气体依次进入催化干气换热器（0262-E-101）、催化干气过冷器（0262-E-102）与丙烯吸收塔（0262-T-101）塔顶出来的低温催化干气、冷冻水换热，温度降低至15℃，从中部进入丙烯吸收塔。

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（0262-E-101）与进塔的催化干气换热回收部分冷量后去反应部分，丙烯吸收塔设中间抽出，液体经丙烯吸收塔中间泵（0262-P-128A/B）抽出后，进入贫液—富液换热器（0262-E-103）与贫液换热后返至丙烯吸收塔第50层塔盘，富含丙烯的吸收剂从塔底部出来进入解吸塔（0262-T-102）。

丙烯吸收塔底重沸器（0262-E-106）热源为热载体。

解吸塔进料进入解吸塔后，塔顶气相进入解吸塔顶蒸汽发生器（0262-E-107）冷凝冷却，然后进入解吸塔回流罐（0262-D-102），冷凝下来的液体用解吸塔回流泵（0262-P-103A/B）送至解析塔顶部，未冷凝的气体从解吸塔回流罐顶部出来后进入解吸塔顶气冷却器（0262-E-108）进一步冷凝冷却，然后进入解析塔顶分液罐（0262-D-103）进行气液分离，冷凝下来的液体用解析塔顶凝液泵（0262-P-104A/B）送入解吸塔回流罐，未冷凝的气体出装置。

解吸塔塔底物料用吸收剂循环泵（0262-P-102A/B）加压后依次通过贫液—富液换热器（0262-E-103）、贫液开工冷却器（0262-E-105）、贫液过冷器（0262-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（0262-E-107）产0.5Mpa蒸汽，解析塔底重沸器（0262-E-109）热源为热载体。

3.3.2反应部分乙苯装置反应分为烷基化反应和烷基转移反应。

脱除丙烯后的催化干气分四路进入烷基化反应器（0262-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(0262-F-102)加热至340~400℃后进入烷基化反应器顶部。

烷基化反应器操作条件：温度330~430℃，压力0.8Mpa，苯：乙烯分子比6~7，乙烯重量空速为0.2~0.5h-1。

从烷基化反应器出来的反应产物首先进入反应产物—循环苯换热器（二）（0262-E-110），再进入反应产物—循环苯换热器（一）（0262-E-111）与烷基化反应用循环苯换热。

从分离部分来的循环苯进入循环苯罐（0262-D-105）后，用循环苯泵（0262-P-106A/B）抽出后分为两路，一路为烷基环反应用循环苯，另一路为烷基转移反应用苯。

烷基环反应用循环苯先依次通过新鲜苯—循环苯换热器（0262-E-115）与新鲜苯换热，然后经反应产物—循环苯换热器（二）（0262-E-110）、反应产物—循环苯换热器（一）（0262-E-111）换换热并汽化至230℃，进入循环苯加热炉(0262-F-102)。

反应产物被冷却至162.5℃，然后进入反应产物—苯塔进料换热器（0262-E-112）与苯塔进料换热被冷却至134.2℃，换热后被冷凝下来的液体用反应产物中间凝液泵（0262-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（0262-E-113）用循环水冷却至40℃，被冷凝下来的液体，自流至分离部分的烷基化尾气吸收塔（0262-T-103）底部，未冷凝的气体最后进入反应产物过冷器（0262-E-114）用冷冻水冷凝冷却至15℃，最后自流至分离部分的烷基化尾气吸收塔（0262-T-103）底部。

烷基化反应器设两台，一开一备。

从分离部分来的烷基转移料与从分离部分来的烷基转移用苯进入烷基转移反应进料罐（0262-D-103）混合后用烷基转移反应进料泵（0262-P-108A/B）升压至3.0Mpa，然后进入烷基转移反应进料加热器（0262-E-116）用热载体加热至反应所需温度，最后进入烷基转移反应器底部。

烷基转移反应器操作条件为：温度170~245℃，压力2.8~3.2 Mpa，苯：烷基转移料重量比为5~8，烷基转移料重量空速1.5~2.0h-1。

从烷基转移反应器顶部出来的烷基转移产物降压后进入分离部分的循环苯塔（0262-T-104）。

烷基转移反应器设一台。

烷基化催化剂、烷基转移催化剂均采用器外再生。

烷基化催化剂在在开工前需要活化，活化介质为氮气，采用电加热器加热氮气。

3.3.3分离部分自反应产物过冷器（0262-E-114）来的反应产物进入尾气吸收塔（0262-T-103）底部，在0.66MPa压力下闪蒸，闪蒸汽相与自上而下的吸收及逆向接触，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笨等重组分、反应产物冷凝冷却器（0262-E-113）壳侧凝液等液体混合后，自塔底经吸收塔底泵（0262-P-101A/B）压送至反应产物-笨塔进料换热器（0262-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（0262-T-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（0262-E-112）过来的物料，一股是烷基转移反应产物，一股是新鲜苯。

三股物料在不同位置进入循环苯塔（0262-T-104）后，苯及不凝气从塔顶蒸出进入循环苯塔塔顶冷凝冷却器（0262-E-117），冷凝冷却后进入循环苯塔回流罐（0262-D-107），凝液经由循环苯塔回流泵（0262-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罐顶出来后进入脱非芳塔进料。

循环苯塔侧线抽出循环苯，用循环苯塔侧线抽出泵（0262-P-111A/B）送至循环苯罐（0262-D-105）供反应部分用苯。

塔底物料经循环苯塔底泵（0262-P-129A/B）抽出后，一部分物料送至乙苯精馏塔，其余物料送至循环苯塔重沸炉(0262-F-103)，部分气化后返回塔底。

循环苯塔塔顶冷凝冷却器产120℃热水。

脱非芳塔进料从底部进入脱非芳塔（0262-T-105），脱非芳塔塔顶气体经脱非芳塔顶冷凝冷却器（0262-E-119）和脱非芳塔顶后冷器（0262-E-120）冷凝冷却，然后进入脱非芳塔回流罐（0262-D-108）进行气液分离，不凝气从脱非芳塔回流罐顶出来后进入燃料气分液罐（0262-D-116），液体用脱非芳塔回流泵（0262-P-112A/B）送至脱非芳塔顶部作为脱非芳塔回流。

脱非芳塔塔底物料用脱非芳塔底泵（0262-P-113A/B）送至循环苯塔或循环苯罐。