苯乙烯装置
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1.1装置概况1.1.1装置简介苯乙烯装置产品为苯乙烯。
装置于1987年建成投产，初建时规模为1万吨/年，由兰化设计院设计，经1995~1996年、2001年两次改造后装置规模扩建至6万吨/年。
2006年5月，建设了一套变压吸附氢气回收装置，其技术为四川天一科技股份有限公司自行开发的变压吸附专利技术。
装置由乙苯脱氢工序、精馏工序、中仓罐区、变压吸附工序组成。
第一次改造：1995~1996年，采用上海石化院、上海华东理工大学联合开发的负压脱氢制苯乙烯专利技术，乙苯脱氢反应器由正压轴向绝热反应器改进为负压轴径向绝热反应器，降低了床层阻力，提高了乙苯脱氢反应转化率和苯乙烯选择性；精馏工序三个精馏塔全部采用250 Y填料，提高了分离效率和处理能力。
装置在取得技术进步的同时，规模由1 万吨/年扩至3 万吨/年。
第二次改造：2001 年9~11 月由抚顺石化公司设计院设计，采用上海华东理工大学反应器专利技术进行扩能改造。
此次扩能改造增加了一台乙苯脱氢反应器，使乙苯脱氢反应器由原来的二段式改为三段式，乙苯转化率由60 %提高至70 %；反应系统由液环式真空/压缩泵抽取负压，取缔了原来的蒸汽喷射泵，减少了蒸汽消耗。
同时，装置规模扩大至6 万吨/年。
装置建成后，于2002 年3 月进行试车，实现了一次开车成功。
变压吸附装置于2005 年5 月开车。
处理原料气能力2100 Nm3/h，年操作时间7600 小时。
操作上限110 %，操作下限40 %，产品H2纯度99.9 %。
1.1.2工艺原理以乙苯为原料，按1.3~1.8水比加入过热水蒸汽，在轴径向反应器内，于高温、负压条件下，通过催化剂床层进行乙苯脱氢反应，生成苯乙烯主产品；副反应生成苯、甲苯、甲烷、乙烷、丙烷、H2、CO和CO2。
主反应：这是一个强吸热可逆增分子反应。
副反应是热裂解、氢化裂解和蒸汽裂解反应：C6H5CH2CH3→ C6H6＋C2H4C6H5CH2CH3＋H2→ C6H5CH3＋CH4C6H5CH2CH3＋H2→ C6H6＋C2H6C ＋2H2O → 2H2＋CO2CH4＋H2O → 3H2＋COC2H4＋2H2O → 2CO ＋4H2水蒸汽变换反应：CO ＋H2O → H2＋CO2在水蒸汽浓度很高时，生成苯、甲苯的反应式可能被下列反应所代替：C6H5CH2CH3＋2H2O → C6H5 CH3＋CO2＋3H2C6H5CH2CH3＋2H2O → C6H6＋CH4＋CO2＋2H2在乙苯脱氢反应中，原料乙苯中的化学杂质也发生反应，生成物还会进一步发生反应，为此，最终生成物中还含有另一些副产物，如二甲苯、异丙苯、α-甲基苯乙烯、焦油等。
影响化学反应的因素主要有：反应温度、反应压力和水蒸汽/乙苯比（简称水比）。
此外，该反应还受到反应物通过催化剂床层的液体体积时空速度（LHSV）、催化剂性能、原料乙苯中含杂质情况等影响。
1.1.2.1反应温度乙苯脱氢生成苯乙烯的反应为吸热反应，故乙苯转化率随着反应温度的升高而增加。
当温度升高后，不但生成苯乙烯的正反应增加，而且消耗苯乙烯的逆反应以更高的速度增加。
另外，当反应温度提高后，虽然乙苯转化率提高，但副反应（指吸热的副反应）也将加剧，故生成苯乙烯的选择性将降低，因而反应温度不宜过高。
从降低能耗和延长催化剂寿命出发，希望在保证苯乙烯单程收率的前提下，尽量采用较低的反应温度。
1.1.2.2反应压力对于给定的反应温度和水比，乙苯的转化率随着反应压力的降低而显著增加。
在相同的乙苯液体空速和水比下，随着反应压力降低，可相应降低反应温度，而苯乙烯的单程收率维持不变，苯乙烯选择性提高。
这一特性是由乙苯脱氢生成苯乙烯系增分子反应所决定的。
此外，苯乙烯是容易聚合的物质。
反应压力高，将有利于苯乙烯自聚，生成对装置正常运转十分不利的聚合物，它会造成管道、设备的堵塞。
降低系统压力，则在一定程度上可抑制苯乙烯聚合。
当今苯乙烯工业生产中采用负压脱氢工艺已成为人们普遍接受的共识和发展潮流。
而脱氢反应器均采用径向反应器，则是由于这种类型反应器的催化剂床层薄，阻力小，有利于在反应区域形成负压操作条件。
1.1.2.3水蒸汽/乙苯比（水比）在恒定的反应温度和压力下，较高的水比可使乙苯转化率提高。
因为，蒸汽降低了反应组分的分压，达到类似于降低反应压力的效果。
水蒸汽可与催化剂上生成的碳发生反应，起到减少催化剂表面结焦的作用；水蒸汽还可防止催化剂的活性组份还原为金属，有利于延长催化剂寿命。
对于绝热脱氢工艺来说，加入的过热水蒸汽更是不可缺少的供给反应热的热载体。
在相同的乙苯液体空速和反应压力下，随着水比的降低，为维持一定的苯乙烯单程收率，就需要升高反应温度，炉油中副产苯和甲苯明显增加，苯乙烯选择性下降。
尽管加入水蒸汽有许多好处，但水蒸汽加入量受到反应系统允许压力降和能耗二个因素的制约。
由于高温过热水蒸汽的比容很大，过多加入水蒸汽势必增大反应物流的体积流量，从而增加系统压力降，不利于降低反应区域压力。
此外，增加水蒸汽加入量，必将增加成本，一旦水蒸汽加入量增加到在经济上得不偿失的程度，那么提高水比将是没有意义的。
目前，先进的乙苯脱氢工艺均追求以较低的水比获得较高的苯乙烯收率。
降低水蒸汽单耗已成为衡量一个乙苯脱氢工艺路线是否先进的重要判别指标。
1.1.2.4乙苯液体空速（LHSV）在不考虑返混的前提下，可把乙苯液体空速理解为催化剂床层中反应物在1 小时内被置换的次数。
空速的倒数具有“时间”因次，称为“空时”。
可粗略地用它来衡量反应物料在催化剂床层中停留时间的长短（相对值）。
因此，空速反映了停留时间对反应的影响。
对于乙苯脱氢反应，在相同的反应压力和水比条件下，随着乙苯投料量的增大，即乙苯液体空速增大，欲维持苯乙烯单程收率不变，就得相应提高反应温度。
液体空速是催化剂性能的重要标志之一。
液体空速大，意味着反应器单位体积的生产能力大。
因此，在相同的反应条件（温度、压力、水比）下，在工艺允许范围内，追求用较大的液体空速进行生产。
1.1.2.5催化剂脱氢反应是乙苯在催化剂床层中，于600 ℃左右高温下发生的催化脱氢反应。
所用催化剂的性能除了脱氢活性之外，特别重要的是对于生成苯乙烯的选择性要高，并且在高温和水蒸汽存在条件下的稳定性要好，使用寿命要长，这些都是至关重要的。
脱氢催化剂的毒物是氯离子，必须控制进料中的氯离子含量，以防催化剂中毒失效，更重要的是在催化剂床层中不能有游离水。
催化剂床层进水，则催化剂结块和有效成份流失，导致床层阻力上升，最终影响转化率、选择性指标。
1.1.2.6原料乙苯中杂质的影响原料乙苯的质量，应符合SH/T 1140中的一级品的指标，此时，即能满足催化剂对原料乙苯中氯离子含量的要求。
在乙苯中所含的异丙苯对脱氢反应也产生一定的影响。
异丙苯在乙苯脱氢工艺条件下同样发生脱氢反应，生成α-甲基苯乙烯。
它的反应必定占据一些催化活性中心。
乙苯异构化脱氢也生成α-甲基苯乙烯，故副产物α-甲基苯乙烯的生成量既与原料乙苯中异丙苯含量有关，也与乙苯异构化脱氢反应有关。
1.1.3工艺流程说明1.1.3.1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。
