苯乙烯装置工艺流程叙述
一、乙苯工艺流程简述
本工艺包设计的乙苯装置界区内包括烃化反应系统（亦称烃化反应系统）、苯回收系统、乙苯回收系统、多乙苯回收系统、烷基转移反应系统（亦称反烃化反应系统）。为解决反应器在再生时停产影响，也是为了规避放大风险，烃化反应系统设计成反应器R-2101A/B、加热炉F-2101A/B、换热器E-2101A/B；E-2102A/B；E-2103A/B两套并联操作。
来自罐区的新鲜苯、油水分离器的回收苯、精馏工段回收的循环苯在T-2201苯回收塔汇合，用苯循环泵P-2201A/B泵入苯进料气化器E－2101A/B的壳程，管程的高压蒸汽将其加热而气化，气相苯分别进入两套苯换热器E－2103A/B的壳程，与管程的高温反应器出料换热而被过热。过热后的苯被分成两股：主苯流和急冷苯流。主苯流进入反应器进料加热炉F－2101A/B被加热到反应温度，进入烃化反应R-2101A/B。
界区外的原料乙醇用乙醇进料泵P-2101A/B加压，进入工艺水换热器E-2204，与苯塔回流罐底部排出的油水混合物换热回收热量，温度升至接近泡点，导入E-2102A/B乙醇蒸发器，用高压蒸汽将其气化，分段进入两台并联的烃化反应器。
在R－2101A/B中，乙醇发生脱水反应生成乙烯与水蒸汽，继而苯和乙烯发生烃化反应，生成乙苯及少量二乙苯、多乙苯等。为稳定反应器的温度，每段催化剂床层之间都有与进料乙醇蒸气相混合的急冷苯进入，使反应温度在适当范围内。反应器出料依次通过苯换热器E－2103A/B管程和苯回收塔再沸器E－2201管程被冷却后，便进入苯回收塔T－2201进行精馏分离。T－2201塔顶馏出苯、水和轻组分尾气，塔底则采出粗乙苯。罐区来的新鲜苯用新鲜苯泵P—2302A/B加压后通过乙苯/苯换热器冷E-2208与来自乙苯塔回流泵的产品热乙苯换热，进入苯塔回流罐V—2201，补充回流罐的液位。苯塔回流泵将回流罐的一部分苯打入T－2201塔顶。T－2201塔底采出的粗乙苯则送至乙苯回收塔T －2202进一步加工。
在T-2201塔顶共沸馏出的水冷凝进入回流罐V-2201，由于高温下苯与工艺水有乳化现象，将大部分是水的乳化液从回流罐底部导出，与乙醇进入反应器的量按1:1的比例排入工艺水换热器E-2204B 管程，将热量交换给进料乙醇，然后进一步进入工艺水冷却器E-2205壳程，用循环水冷却到40℃-15℃消除乳化现象，进入油水分离系统，分出的工艺水经汽提脱苯后作为废热回收系统的补充水，苯则回用。
苯塔回流罐V-2201导出的气相进入苯塔尾冷器，将水蒸汽与苯进一步冷凝下来，凝液自流到V-2201底部乳化液导出管，不凝气则通过苯塔的压力控制排放到反烃化加热炉F-2102进口，进一步利用回收其中的乙烯与苯。
在乙苯塔T－2202中，塔顶气在乙苯塔冷凝器E—2207管程被软水冷凝，进入乙苯塔回流罐V—2202。一部分作为回流液打回T—2202，另一部分热乙苯通过乙苯/苯换热器E—2208将热量传给来自罐区的新鲜苯，作为本单元的精制乙苯产品而输往苯乙烯单元或罐区，E—2202中的软水则被蒸发成低压蒸汽送苯乙烯工段综合利用。
T－2202塔底采出物送入多乙苯（PEB）回收塔T－2203实现精馏分离。可循环组分二乙苯由T －2203塔顶馏出，通入PEB回收塔冷凝器E－2211管程，同壳程的水换热而被冷却冷凝。冷凝液在PEB回流罐V－2203中实现汽/液分离。二乙苯被泵送到F—2102导入反烃化反应系统进行烷基转移反应以增产乙苯。由V－2203析出的不凝气则被PEB塔真空泵P—2206A/B抽吸，从而使二乙苯回收塔T－2203实现真空操作。T－2203塔底产物多乙苯残油送至界外。
由二乙苯回流泵P-2205A/B排出的二乙苯与来自E—2208的新鲜苯汇合，一同进入反烃化加热炉F—2102对流段预热，先后进入反烃化加热器E—2104A与反烃化换热器E—2104B，被中压蒸汽完全气化，并回收反烃化出料热量，返回F－2102对流段，被进一步加热到反烃化反应温度，再被导入反烃化反应器R－2102。在R－2102中，PEB同苯发生烷基转移反应，生成乙苯。R-2102的出料先后通过反烃化换热器E—2104B的管程和反烃化反应器出料蒸汽发生器E－2105的管程而被冷却冷凝，进而被导入反烃化产物闪蒸罐V—2205。在V—2205中，比苯更易挥发的组分从罐顶顶气相口逸出，经尾冷器E—2215冷凝冷却后，排出系统。苯和比苯更重的组分（乙苯、多乙苯等）则由V—2205
罐底排出，用闪蒸罐底泵P—2207送到苯回收塔T－2201。
催化剂再生：考虑切换方便与节省电能，不设置专门的再生气加热炉，催化剂再生系统的再生气加热炉即苯加热炉F—2101A/B与反烃化加热炉F—2102。再生气热交换器即E－2103A/B与E—2104A/B。
本工艺中无论烃化反应器还是反烃化反应器，当催化剂因结焦而减活或失活后，都可以进行反应器体内烧焦再生。催化剂再生的方法是由氮气和工业风（空气）按规定的比例配制成再生气，在一定温度和压力下流经催化剂床层。因长期运行而结焦并失活的烃化催化剂或烷基转移催化剂上的焦碳和（或）焦油接触再生气后发生氧化反应（燃烧）生成CO2或（和）CO，催化剂在烧掉结焦后便在一定程度上恢复活性。再生时，通过调节再生气中O2含量，严格控制烧焦过程催化剂床层的峰值温度。这里再生气是通过再生气循环压缩机C—2101 循环使用，以节省氮气。返回的再生气通过换热器回收热量后，进入再生气冷却器E—2106 将温度冷却到C—2101 能接受的程度，并在再生气缓冲缸V—2101 分离除去烧焦油产生的冷凝水，返回C—2101。用再生气压力调节系统将多余的再生气排出。
二、脱氢工艺流程简述
1、脱氢反应部分
（1）乙苯蒸发及脱氢部分:
来自0.35MPa蒸汽管网的蒸汽经主蒸汽分液罐(V-2301)分液后进入蒸汽过热炉(F-2301)A室，加热到836℃后进入第二脱氢反应器(R-2302)顶部的再热器，出来的蒸汽降温至604℃进入蒸汽过热炉(F-2301)B室，加热至815℃后进入第一脱氢反应器(R-2301)底部的混合器。
来自中间罐区的新鲜乙苯与来自苯乙烯分离部分的循环乙苯混合后，再与来自0.35MPa蒸汽管网的蒸汽按照最低共沸组成控制流量进入乙苯蒸发器(E-2304)壳程。乙苯蒸发器(E-2304)管程用0.35MPa 蒸汽作为热源，蒸发温度95℃。从乙苯蒸发器(E-2304)出来的乙苯/水混合物蒸汽经过热器(E-2301)回收脱氢产物热量达到500℃左右后进入第一脱氢反应器(R-2301)底部的混合器与蒸汽过热炉（F2301B）的过热蒸汽混合温度达627℃，压力54kPa(A)立即进入。第一脱氢反应器(R-2301)催化剂床层，乙苯在负压绝热条件下发生脱氢反应。由于乙苯脱氢反应为吸热反应，第一反应器流出物温度降至547℃。出料经第二脱氢反应器(R-2302)顶部的再热器（E-2300）加热至632℃后进入第二脱氢反应器(R-2302) 催化剂床层。实现第二阶段负压绝热脱氢反应。乙苯分别经历了在R-2301和R-2302中完成的二个阶段绝热脱氢反应后，温度为583℃的反应产物从R-2302中排出，首先进入（乙苯）过热器(E-2301)管程，同壳程的进料乙苯换热后，降温至347℃后进入低压废热锅炉(E-2302)的管程，加热壳程的锅炉给水，在壳程产生350KpaG蒸汽反应产物自身温度便降至160℃，并进入低低压废热锅炉(E-2303)的管程。由于E-2303处于较低的压力下，绝压紧29Kpa，自E-2303流出的温度降至120℃的反应产物仍呈气态，被导入下游的工艺凝液处理系统及尾气处理系统作进一步加工。
中压废热锅炉(E-2302)产生0.35MPa饱和蒸汽经汽包(V-2303)送0.35MPa蒸汽管网，低压废热锅炉(E-2303)产生0.04MPa饱和蒸汽送0.04MPa蒸汽管网。
由低压废热锅炉(E-2303)出来的脱氢产物压力29kPa(A)，同尾气处理系统解析塔（T-2303）塔顶排出的气流汇成的物流，进入急冷器（X-2301）。在此喷入温度为51℃左右的急冷水，同气流发生直接接触换热，反应产物气流被急骤冷却到69℃左右（仍呈气态），从急冷器（X-2301）流出，继而进入主冷凝器(E-2305)的管程，被冷却到54℃（呈气、液两相），并实现分离。主冷器（E-2305）冷却后的气体同来自气提塔冷凝器(E-2307)壳程的气态物流汇合并导入后冷器(E-2306)壳，被管程的冷冻水进一步冷却到38℃左右，可冷凝组分被进一步冷凝下来，未冷凝的尾气则排向尾气处理系统。主冷凝器(E-2305)排出的凝液同后冷器(E-2306)排出的凝液汇合，并集合其它物流，混合液温度约为51℃，进入油水分离器(V-2305)实现脱氢液同水的分离。油水分离器(V-2305)顶部设置管线同主冷器（E-2305）管程气体出口管线连通，使油水分离器(V-2305)释放出来的不凝性气体得到排放，并借此达到压力平衡，以便于物流进入油水分离器(V-2305)。
（2）工艺凝液处理及汽提部分:
进入油水分离器(V-2305)的液体温度51℃，分层后上层油相为脱氢液，经挡板流入油相收集室由脱氢液泵(P-2301)送往苯乙烯分离部分的粗苯乙烯塔(T-2401)。或输送至脱氢液储罐。下层水相为含油工艺凝液，由冷凝液泵(P-2302)输送，经过聚结器(V-2312)，进一步实现油/水分离。所得油相工艺凝液由聚结器（V-2312）顶部溢出，返回油水分离器(V-2305)；所得水相工艺凝液自聚结器（V-2312）
