干气制乙苯.docx

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干气制乙苯

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=C6H5C3H7

C4H8+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→C6H4CH3C2H5

C6H5CH3+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、三乙苯等组分从塔顶蒸出，进入多乙苯塔顶冷凝器（E-130）冷凝，冷凝液进入多乙苯塔回流罐（D-113），一部分经多乙苯塔回流泵（P-119A/B）打入塔顶作为回流，另一部分经反烃化料泵（P-120A/B）送入反应部分。

塔底物料经多乙苯塔底泵（P-121A/B）送至高沸物冷却器（E-132）冷却至40℃后，送入高沸物罐（D-114）。

由于高沸物量很少，生产过程中高沸物送出为间歇操作。

多乙苯塔顶冷凝器（E-130）产热水，多乙苯塔重沸器（E-131）热源为热载体。

多乙苯塔为减压操作，从外部漏入系统的空气等不凝气，经多乙苯塔回流罐（D-113）顶部冷却器冷却后，由液环式真空泵（PA-101A/B）抽出排入大气。

丙苯罐（D-112）内丙苯馏分由丙苯泵（P-122）间断送出装置，约4天一次。

高沸物罐（D-114）内高沸物有高沸物泵（P-123）送出装置，约6天一次。

第四节

热载体部分

生产原理：

热载体即导热油，通过热载体加热炉加热后为丙烯解吸塔、反烃化反应器、多乙苯塔提供热源。

热载体可以循环利用。

工艺流程叙述：

热载体进装置后送至热载体罐（D-115），由热载体注入泵送入热载体循环系统。

热载体经热载体泵（P-124A/B/C）加压后送入热载体加热炉（F-101）加热到305℃。

分两路送至解吸塔重沸器（E-109）、反烃化反应进料加热器（E-116）作热源。

从解吸塔重沸器出来的热载体进入多乙苯塔底重沸器（E-131）作为热源。

从反烃化反应进料加热器（E-116）、多乙苯塔底重沸器（E-131）出来的热载体混合返回热载体泵（P-124A/B/C）。

热载体循环使用。

热载体加热炉为盘管式定型设备。

停工或检修时热载体用热载体开停工冷却器（E-134）冷却、氮气压送至热载体罐。

第五节

热水和冷冻水部分

冷冻水从溴化锂制冷机（WCH-101A/B）出来，用冷冻水泵（P-127A/B）加压送至催化干气过冷器（E-102）、贫液过冷器（E-104）、解吸塔顶气过冷器（E-104）、反应产物过冷器（E-114）、脱非芳塔顶后冷器（E-120）、循环吸收剂过冷器（E-126）以及苯乙烯装置，换热后返回溴化锂制冷机（WCH-101A/B）。

溴化锂制冷机制冷采用热水制冷。

热水用热水泵（P-126A/B）加压送至循环苯塔顶后冷器（E-133）、多乙苯塔顶冷凝器（E-130）两台换热器换热，然后去溴化锂制冷机制冷。

剩余热量通过热水冷却器（E-135）用循环水冷却。

溴化锂制冷机为两台并联操作。

第二章

苯乙烯装置工艺流程及生产原理

第一节

脱氢反应部分

生产原理：

乙苯在催化剂的作用和620℃、75～90kPaA的条件下发生脱氢反应，化学方程式如下：

C6H5C2H5←→C6H5C2H3+H2

反应是可逆吸热反应，反应产物分子数增加，因此高温负压有利于反应平衡向生成苯乙烯的方向移动。

蒸汽作为热量的载体加入反应体系中，同时可以起到提高乙苯转化率和苯乙烯选择性的作用。

主要的副反应是生成苯和甲苯的反应：

C6H5C2H5→C6H6+C2H4

C6H5C2H5+H2

→C6H5CH3+CH4

在脱氢反应条件下上述的副反应是不可逆的，通常采取控制乙苯总转化率的方法来控制副反应，一般乙苯的总转化率控制在65%，其中第一反应器的乙苯转化率控制在40%为好。

高温下由于烃类物质及氢气和水的存在，会发生积碳和相应的水煤气变换反应，通常能够自动“更新”

催化剂的表面，抑制积碳在可以接受的范围内，不至于影响催化剂的性能。

C6H5C2H5

=

8C+5H2

8C+16H2O=8CO2+16H2

CH4+H2O=CO+3H2

CO+H2O=CO2+H2

CO2+H2=CO+H2O

乙苯中二乙苯的存在会生成极易聚合的二乙烯基苯，会导致空冷器、油水分离器及工艺凝液处理系统堵塞，因此应严格控制乙苯中二乙苯的含量在10ppm以下。

乙苯中丙苯的存在会导致生成α-甲基苯乙烯，会影响苯乙烯的质量。

乙苯中二甲苯的存在会作为惰性组份影响苯乙烯产品的纯度。

工艺流程叙述：

循环乙苯和新鲜乙苯经过减压控制进入乙苯蒸发器E-304，在100KPaA和98℃条件下蒸发。

由于循环乙苯中有苯乙烯存在，在蒸发温度下极易聚合，为防止聚合物堵塞，需要保证一定流量的乙苯从E-304底部连续排放到油水分离器D-305。

为了降低乙苯的蒸发温度，沿E-304底部均匀分布三个稀释蒸汽喷头，连续不断通入稀释蒸汽与乙苯形成低沸点共沸物。

加入稀释蒸汽还可以起到防止高粘度液体在E-304底部不均匀堆积的作用。

从E-304出来的乙苯蒸汽进入乙苯过热器E-301，与从第二反应器R-302出来的反应产物换热升温到约500℃后进入第一反应器R-301入口的进料混合器，在与来自蒸汽过热炉的808℃主蒸汽混合进入第一反应器。

第一反应器入口温度为620℃，出口温度降至541℃。

通过控制进入进料混合器的主蒸汽温度来调整第一反应器入口温度，以保证第一反应器乙苯转化率在40%左右。

正常情况下进入进料混合器的蒸汽和乙苯的重量比（水油比）为1.38～1.40。

从第一反应器出来的混合物经过第二反应器R-302顶部的中间再热器加热到625℃后进入第二反应器。

通过控制进入中间再热器壳程的主蒸汽温度来调整第二反应器的入口温度，以保证整个脱氢反应乙苯的总转换率为65%。

从第二反应器出来的脱氢气经过乙苯过热器E-301、低压废热锅炉E-302和低低压废热锅炉E-303冷却到120℃后油水分离及凝液回收部分。

低压废热锅炉发生0.35MPaG的蒸汽供苯乙烯精馏使用，低低压废热锅炉发生40kPaG的蒸汽供尾气压缩及吸收部分的解析塔C-303和油水分离及凝液回收部分的汽提塔C-301使用。

蒸汽过热炉F-301将0.21MPaG、133℃的主蒸汽加热到810℃进入第二反应器顶部再热器，出来后降温到588℃然后再进入蒸汽过热炉F-301升温到808℃进入第一反应器进料混合器。

蒸汽过热炉的燃料按照优先使用顺序是乙苯装置渣油和苯乙烯装置焦油、脱氢尾气，不足部分用燃料气补充。

第二节

油水分离及凝液回收部分

生产原理：

脱氢气中含有不凝组份氢、一氧化碳、二氧化碳、甲烷，不溶于水的苯、甲苯、乙苯、苯乙烯及水。

经过冷凝后的液相会分成油水两相，分相的好坏影响苯乙烯精馏的操作和凝液的回收，理想的分相效果是水相中没有烃类物质便于凝液回收，而油相中没有水使得苯乙烯精馏负压操作稳定。

分相效果主要受温度的影响，根据实际操作经验，在50℃左右时分相的效果最好。

在液相中的苯乙烯容易发生聚合，尤其是当温度超过80℃后聚合速度明显加快。

因此应尽量避免液态的苯乙烯长时间处于超过80℃的环境中。

工艺流程叙述：

从低低压废热锅炉E-303出来的120℃、33kPaA的脱氢气，进入急冷器S-301与喷雾状的急冷水混合后迅速降温到70℃以下，然后进入空冷器A-301冷凝。

空冷器中未冷凝的气体进入后冷器E-306,从空冷器冷凝下来的液体温度约58℃，与后冷器冷凝下来的液体混合后温度降到52℃进入油水分离器D-305。

后冷器出来的不凝气叫做脱氢尾气，送往尾气压缩及吸收部分。

油水分离器D-305内设有隔板，油水混合物在隔板的一侧分层为油水两相，油相在上，水相在下。

随着油水混合物不断进入油水分离器，油相也不断增加并越过隔板进入另一侧。

分离后的油相称为脱氢液由脱氢液泵P-301送往脱氢液储罐。

分离后的水相称为工艺凝液，由工艺凝液泵输送，经聚结器D-312分离浮油后进入汽提塔冷凝器E-307与汽提塔顶气换热升温至67℃，再经蒸汽混合器用蒸汽升温到73℃后进入汽提塔C-301。

工艺凝液在汽提塔C-301中用来自低低压废热锅炉的40kPaG回收蒸汽汽提，汽提塔釜液中的含油量降至5ppm以下，由汽提塔釜液泵P-303输送，经过凝液过滤器过滤后作为废热锅炉的给水。

汽提塔顶气体经过冷凝后的液体送往油水分离器D-305，不凝气体进入脱氢尾气。

汽提塔冷凝器E-307共两台，一用一备，一旦在用的一台因聚合堵塞，可切换用另一台，然后用乙苯清洗堵塞的一台。

第三节

尾气压缩及吸收部分

生产原理：

脱氢尾气用来作为蒸汽过热炉的燃料，由于其中含有少量苯乙烯，为了防止堵塞管路和烧咀，需要利用溶剂吸收的方法除去所含的苯乙烯，溶剂为乙苯装置的多乙苯。

脱氢尾气在压缩过程中温度会上升，这时其中所含的少量苯乙烯会发生聚合，因此采取在尾气压缩机入口**的方法保证其出口温度不超过70℃。

必要时可以喷入乙苯清洗压缩机中的聚合物。

尾气压缩机为双螺杆压缩机。

为了保证密封系统正常工作，压缩机需要在接近正常进出口压力的状态下启动。

因此设置了开工喷射泵，开工时先将系统压力降至接近正常工况，然后启动压缩机，待压缩机正常工作后再逐步关闭开工喷射泵。

需要注意的是尾气压缩机入口压力不能过低，否则会影响空冷器及后冷器的冷凝能力，可能导致压缩机出口液体增加和压缩机排出罐排不及而停机。

工艺流程叙述：

从后冷器E-306出来的脱氢尾气先进入压缩机吸入罐D-307，分离出少量夹带的液体后进入水封罐D-308，然后进入尾气压缩机K-301入口。

压缩机入口喷入工艺凝液保证出口温度在63℃左右。

压缩机排出的脱氢尾气经过尾气冷却器E-310冷却后进入压缩机排出罐D-310，然后进入吸收塔C-302。

从吸收塔顶排出的脱氢尾气送往蒸汽过热炉F-301作为燃料。

压缩机吸入罐D-307和压缩机排出罐D-310排出的液体因含有苯乙烯均排往油水分离器D-305。

来自解析塔C-303塔釜的吸收剂由解析塔釜液泵P-306输送，经吸收剂换热器E-312与吸收塔釜液换热后再经吸收剂冷却器E-311冷却到38℃后进入吸收塔顶部。

吸收塔釜液由吸收塔釜液泵P-306输送，经吸收剂换热器与解析塔釜液换热后再经吸收剂加热器E-313用蒸汽加热到110℃后进入解析塔C-303。

解析塔釜通入来自低低压废热锅炉的40kPaG回收蒸汽汽提解析吸收液中的轻组分，完成吸收剂的再生。

解析塔顶气体排往急冷器S-301入口。

一部分解析塔釜液送往薄膜蒸发器E-414作为密封液然后排往焦油罐。

当解析塔釜液面偏低时用来自乙苯装置的多乙苯补充。

第四节

苯乙烯精馏部分

生产原理：

C-401和C-403都是在负压条件下操作的分馏塔，内装金属高效规整填料。

它们的负压操作条件分别由液环式真空泵PA-41、PA-43抽吸形成。

C-403底的薄膜蒸发器的作用是靠蒸发器中转子的转动带动刮板连续运动使焦油在器壁上形成一层均匀的油膜，通入的蒸汽使油膜中的苯乙烯蒸发出来，重新回到苯乙烯精馏塔，充分回收，提高苯乙烯的产率。

为了防止苯乙烯在C-401中聚合，在其进料中注入NSI阻聚剂；为了防止苯乙烯产品在生产和储运过程中聚合，在C-403塔顶气相出料线上和产品出装线上注入TBC阻聚剂。

工艺流程叙述：

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苯乙烯粗馏

来自中间罐区的脱氢液、薄膜蒸发器釜液泵P-409的循环焦油（内含无硫阻聚剂NSI）和来自NSI进料泵P-411的NSI溶液在M-401处得到混合，并通过一过滤器后进入乙苯/苯乙烯塔C-401中上部。

C-401是一座在负压条件下操作的分馏塔，采用金属高效规整填料。

塔顶操作压力约24KPaA，操作温度约88℃；塔底操作压力约33KPaA，操作温度约109℃。

脱氢液在该塔中脱除沸点比苯乙烯低的乙苯、甲苯、苯及更轻的组分。

这些比苯乙烯轻的组分从C-401塔顶馏出，先后进入乙苯/苯乙烯塔冷凝器E-402壳程和乙苯/苯乙烯塔后冷器E-419壳程，得到的温度为74℃左