POSM工艺流程说明Word文档格式.docx
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乙苯回收塔顶部尾气用500单元的贫油洗涤以回收未冷凝的有机物，使尾气中的有机物含量降到非常低的水平后，送入催化转换单元。
在催化转换单元，尾气中残留的有机物被破坏后，排放至大气。
乙苯对乙苯过氧化氢的选择性与氧化反应器中的氧气分压，反应器的段数，乙苯的停留时间以及乙苯转化率有关。
2.2.2.2乙苯过氧化氢（EBHP）浓缩（200）
200单元用二效蒸发系统浓缩100单元的乙苯过氧化氢至40%wt。
回收的EB循环返回到过氧化单元。
浓缩的氧化物送到300环氧化反应单元。
氧化反应器出来的反应产物进入到第一浓缩塔中，在0.044MPaA压力下，进料中少于40%wt的乙苯从塔顶蒸出，其首先在第二浓缩塔的再沸器中冷凝，液化潜热为第二缩塔提供塔釜热源，未冷凝汽相用冷却水冷却。
回收的乙苯通过乙苯回收塔返回到氧化反应器。
塔釜液作为进料泵送至第二浓缩塔。
第一浓缩塔用低压蒸汽作为再沸器热源。
利用液环泵和蒸汽喷射系统提供操作所需的真空。
在第二浓缩塔，乙苯过氧化氢釜液进一步被浓缩到40%wt，然后送入300单元作为环氧化反应进料。
塔顶蒸出多余的乙苯，用冷却水冷却后和第一浓缩塔塔顶乙苯混合后返回过氧化反应系统。
两级蒸汽喷射泵系统为第二浓缩塔提供操作所需真空。
2.2.2.3环氧化反应/C3分馏（300）
（1）环氧化反应
在约100℃和4.0MPa，在专有钼催化剂存在下，浓缩后的EBHP与丙烯发生液相环氧化反应，生成环氧丙烷（PO）和MBA。
维持丙烯的低转化率，以减少副产品的生成。
通过气化液态丙烯除去反应热。
经过两个水平布置的串联反应器后，EBHP的转化率为99%wt，PO对EBHP的摩尔选择性为90%。
（2）C3分馏以及粗PO回收
这个子单元的目的是用一系列分馏塔从PO和C8组分中回收丙烯，分离出原料附带的丙烷和乙烷，以防止其在反应循环气中的积累。
环氧化反应器的气液相进入到高压脱丙烷塔，塔顶操作压力为1.95MPaG，使冷却水恰好能冷凝塔顶丙烯气，冷凝下来的丙烯和新鲜丙烯一起作为环氧化反应的丙烯进料。
低压蒸汽作为塔底再沸器热源，塔釜液经过一系列碱洗和水洗以去除影响苯乙烯质量的酚及其他有机杂质和环氧化反应催化剂。
装置内污水池和分离罐收集的有机物也间断送入到此碱洗和水洗系统，以回收有机物。
高压脱丙烷塔塔顶不凝气体通过乙烷压缩机增压后送到脱乙烷塔，操作压力为2.9MPaG
，使冷却水恰好能冷凝塔顶绝大部分的丙烯和丙烷气，塔顶不凝气用丙烯制冷的尾气深冷器冷凝以减少丙烯损失。
脱乙烷塔塔顶不凝气主要是乙烷、进料中的轻组分、环氧化反应中生成的CO和CO2，并入到装置连续火炬气系统。
高压脱丙烷塔塔顶冷凝的部分液相物料送入C3分离塔，分离出原料丙烯中带入的丙烷，以控制丙烯反应循环气中的丙烷含量。
塔操作压力为1.95MPaG，用冷却水冷凝丙烯并返回到高压脱丙烷塔作为环氧化反应的进料。
低低压蒸汽作为C3分离塔的再沸器热源。
塔底物侧线采出物主要是丙烷，可以作为燃料使用。
为减少MBA和PO的损失，必须控制脱丙烷塔塔底温度，单一脱丙烷塔并不能去除全部丙烯，低压脱丙烷塔可以脱除PO中残留的丙烯。
低压脱丙烷塔优化的操作压力为0.28MPaG，在此压力下，低压脱丙烷塔塔釜温度不宜过高，用以控制MBA和PO的损失，同时可以有效地脱除残留的丙烯。
由于此塔操作压力较低，从经济上来说冷凝塔顶气相是不合理的，巧妙地采取了冷却部分进料作为塔顶回流。
塔顶丙烯气用丙烯循环压缩机增压后输送到高压脱丙烷塔。
低压蒸汽作为低压脱丙烷塔的再沸器热源。
低压脱丙烷塔塔釜液送入粗PO塔以分离PO和C8组分等重组分。
塔操作微正压0.035MPaG，以维持稳定操作和PO产品质量。
塔顶的粗PO送入到400精制单元，塔釜C8等重组分送入500单元以回收乙苯，分馏MBA。
一部分塔底物作为界区外PO排放气洗涤吸收贫油，吸收PO的富吸收液返回到此塔的进料。
2.2.2.4PO精制（400）
来自300单元的粗PO在PO精制单元通过一系列的分馏和萃取精馏脱除粗PO中含有的反应副产物，以生产商品级环氧丙烷产品。
粗PO中含有挥发度大于PO的杂质如C3、C4组分，及挥发度小于PO的氧化物如甲醇，此外还含有与PO挥发度相当的C5、C6组分。
为脱除所有杂质，PO精制过程中同时采用了一般精馏和萃取精馏。
从300单元来的粗PO首先进入到脱乙醛塔，以脱除比PO轻的组分如乙醛和轻烃。
含有杂质的塔顶不凝气作为燃料，送入装置连续火炬气系统。
塔顶气用冷却水冷凝，塔釜再沸器的热源利用热集成，不足的部分用低压蒸汽补充。
脱乙醛塔釜液进料至脱重组分塔。
脱重组分塔脱除比PO重的PEG、乙苯以及进料中约50%的水，其作为液体燃料并入到本装置副产混合醇类燃料系统。
塔顶用冷却水冷却后送入溶剂轻组分塔。
塔底再沸器的50%热源来自热集成，不足部分用低压蒸汽加热。
溶剂轻组分塔利用萃取精馏脱除PO含有的微量残余杂质如乙醛、甲醇以及水等。
萃取溶剂为正辛烷。
正辛烷具有改变杂质对PO的相对挥发度的能力，使那些正常情况下比PO重的组分如水和甲醇等可以从塔顶馏出，而PO溶解在正辛烷中，从塔釜排出，送入萃取塔。
溶剂正辛烷随回流一起从塔顶加入，正辛烷对进料中PO的重量比率为5:
1。
塔顶含有乙醛、甲醇的水相送入一个小的洗涤塔以回收残留的PO后送入废水汽提单元。
溶剂轻组分塔的塔釜再沸器的热源来自抽提塔塔釜液的热集成，塔顶用冷却水冷凝。
PO作为产品从萃取塔塔顶抽出，用冷却水冷却后，进一步用冷冻水冷却送出界区外。
塔底全部的溶剂和C6烷烃先用作溶剂轻组分塔的再沸器热源，然后分流，30%的塔釜液进入溶剂汽提塔，其余70%的塔釜液进入脱乙醛塔的再沸器进一步回收热量后作为溶剂轻组分塔的溶剂进料。
萃取塔用中压蒸汽作为再沸器的热源。
溶剂汽提塔利用中压蒸汽汽提出从粗PO中捕捉到的烃，主要是C5和C6烷烃，作为副产醇类燃料排出。
塔釜洁净的溶剂经过冷却后作为萃取塔的新鲜溶剂进料。
2.2.2.5EB回收/MBA分馏（500）
500单元主要有两个目的：
从环氧化反应物流中回收EB，以循环到氧化单元，提纯MBA和ACP以供600单元进一步处理。
此单元的塔全部真空操作以降低塔釜温度使其不超出170℃。
在170℃以上，MBA易脱水生成苯乙烯，同时也加重了苯乙烯的聚合和结垢现象。
乙苯塔进料为从300单元粗PO塔分离出的C8物流、来自700单元的加氢物流以及从100单元来的富吸收液，在20kPa真空下乙苯从塔顶蒸出，用冷却水冷凝后与从界区外来的新鲜乙苯混合后，用碱洗脱除残余的有机酸和酚作为100单元过氧化反应的进料。
塔釜液送入MBA塔。
塔釜再沸器用中压蒸汽加热。
在MBA塔中，大部分的MBA和全部的ACP在26.7kPa下从塔顶蒸出，经过和锅炉给水换热产生低低压蒸汽回收能量冷凝后送入MBA轻组分塔进一步脱除杂质。
MBA塔釜液送入MBA汽提塔。
MBA汽提塔，在2.0kPa压力下，用中压蒸汽作为再沸器热源把MBA从重组分中汽提出来，汽相直接返回MBA塔。
重组分作为燃料送出界区。
在MBA轻组分塔中脱除影响苯乙烯质量和色泽的杂质如苯乙醛等。
此塔的操作压力也是20kPa，塔顶蒸汽经冷却水冷凝后，含有杂质的馏出物作为燃料采出。
塔釜液作为600单元的进料。
中压蒸汽作为再沸器的热源。
2.2.2.6脱水/SM精制（600）
600单元的目的是通过甲基苄醇MBA液相催化脱水反应生成粗苯乙烯。
粗苯乙烯经过一系列真空塔精制为苯乙烯产品，TBC及各种阻聚剂加入到塔中，以防止苯乙烯聚合。
从500单元MBA轻组分塔的塔釜液进入到两个并联的MBA脱水反应器中。
利用高压蒸汽，通过反应器内的蒸汽盘管向MBA脱水生成苯乙烯的吸热反应以及气化苯乙烯提供所需的热量。
反应器顶部装有洗涤作用的洗涤塔。
反应温度约210℃，压力为26.7kPa，反应后苯乙烯和水立即气化，经过洗涤塔洗涤后进入水冷冷凝器，水相和烃相在倾析器中分离，烃相送入精制部分。
部分水作为回流送入洗涤塔，其余水作为碱洗单元的补充水。
一小部分反应重组分从反应器底抽出，作为液体燃料，送入全厂燃料系统。
从反应器出来的粗苯乙烯首先通过碱洗以除去夹带的酸性催化剂以及少量的有机酸和酚杂质。
碱洗后的废碱液和300单元的废碱液混合后送至界区外废碱液焚烧处理。
碱洗后粗苯乙烯送入轻组分塔。
在轻组分塔中从塔顶脱除水和乙苯等轻组分。
其操作压力为6.0kPa，以低低压蒸汽为再沸器热源。
塔顶为水冷冷凝轻组分。
塔釜液进料到苯乙烯塔。
在苯乙烯塔中，轻组分塔进料的99.8%的苯乙烯可以从塔顶精制出来，苯乙烯产品浓度为99.95%。
苯乙烯产品冷却到10℃
后送入罐区贮存外卖。
苯乙烯塔操作压力3.9kPa，塔顶用冷却水冷凝，塔釜用低低压蒸汽作为再沸器热源。
含有全部的ACP和未反应的MBA以及一定量苯乙烯的塔釜液进入到苯乙烯回收塔，从塔顶汽提出纯度为85-90%的苯乙烯返回到苯乙烯塔塔釜。
塔釜液含有全部的ACP进入到700单元。
苯乙烯回收塔操作压力为3.6kPa。
2.2.2.7ACP加氢（700）
700单元的目的就是把ACP转化为MBA，在约55℃和2.0MPa下，在两个串联固定床反应器中对在氧化和环氧化反应中生成的ACP进行催化加氢。
600单元的苯乙烯回收塔塔釜液进入加氢进料预分馏塔，该塔操作压力为2.7kPa；
含有全部的ACP塔顶汽用冷却水冷凝后送入加氢进料缓冲罐。
从塔底抽出小部分重组分作为残油送入全场燃料油系统。
在加氢缓冲罐中ACP用乙苯稀释到50%，加热到50℃和氢气混合后送入加氢反应器。
氢气与ACP的摩尔比稍大于1。
加氢反应器为立式装有商业加氢催化剂的固定床反应器。
第一加氢反应器出料用冷却水冷却，以除去反应热，降温后的反应物料进入第二加氢反应器。
在第二反应器出口，ACP的转化率为95%。
反应出料进入闪蒸罐，降压到0.4MPaG,未反应的氢气闪蒸进入到连续火炬气排放总管。
液相送入500单元进一步处理。
2.2.2.8界区内的公用工程和辅助单元（900）
900单元主要包括蒸汽及冷凝水回收系统、催化转换系统、碱液废水收集系统、火炬排放气系统、工艺排污及收集、以及界区内公用工程的分配系统。
（1）蒸汽及冷凝水回收系统
POSM装置的蒸汽系统分五个压力等级（见蒸汽等级表）。
表2.2-1蒸汽等级表
序号
等级名称
压力（MpaG）
温度（º
C）
1
高高压蒸汽1（HPS1）
4.2
378
2
高压蒸汽2（HPS2）
3.8
373
3
中压蒸汽（MPS）
2.0
224
4
低压蒸汽（LPS）
0.45
156
5
低低压蒸汽（LLPS）
0.29
150
本装置蒸汽系统仅高高压蒸汽和高压蒸汽与全厂蒸汽系统相连。
装置所需4.2MPaG高高压蒸汽由动力中心专线供给，主要用于工艺加热用户；
装置所需3.8MPaG高压蒸汽来自全厂高压蒸汽管网，主要用于驱动泵和压缩机透平。
装置中空气压缩机采用抽凝式透平驱动，抽汽为中压蒸汽。
丙烯循环压缩机采用抽背式透平驱动，排汽为低低压蒸汽，抽汽为中压蒸汽。
丙烯循环泵采用背压式透平驱动，排汽为低低压蒸汽。
循环气压缩机采用背压式透平驱动，排气为中压蒸汽。
中压蒸汽主要来自丙烯循环压缩机透平抽汽和循环式压缩机的排汽以及空气压缩机透平的抽汽，供中压蒸汽工艺用户使用。
低压蒸汽主要来自凝液闪蒸罐和EB
装置副产蒸汽，供低压蒸汽工艺用户使用，富裕部分减压后供低低压蒸汽用户。
低低压蒸汽主要来自丙烯循环压缩机和丙烯循环泵透平的排汽及工艺副产汽。
本装置不同等级蒸汽的工艺加热用户所产生的冷凝水和来自EB装置的高压蒸汽冷凝水，经逐级闪蒸后进入0.29MPaG凝液罐，再由凝液泵一部分作为锅炉给水送往EB装置，一部分送回西区的脱盐水站及冷凝水回收设施回收处理。
装置产生的透平冷凝水在出装置前设置在线电导率表，检测冷凝水的电导率，不合格的凝结水就地排放，合格的凝结水经外管廊送往脱盐水及冷凝水回收装置，回收处理。
（2）尾气催化转换系统
尾气催化转换系统，它处理来自过氧化反应系统的大量含氮尾气。
此外真空系统的含氧尾气，通常也通过该系统处理。
（3）火炬排放气系统。
当系统超压时，安全阀启跳排出的气相物流通过界区内火炬气总管进入分离罐进行分离，分离出的气体送至界区外的火炬焚烧。
装置排放的一些不凝气收集后，通过连续火炬气回收压缩机，增压后送至界外燃料气管网。
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