單體生產(chǎn)及化學(xué)品配制

1、單體生產(chǎn)及化學(xué)品配制單體生產(chǎn)及化學(xué)品配制 我國(guó)丁二烯的質(zhì)量指標(biāo)為國(guó)家標(biāo)準(zhǔn)“GB/T 13291-2008 工業(yè)用丁二烯”，詳見(jiàn)下表。序序號(hào)號(hào)指標(biāo)名稱(chēng)指標(biāo)名稱(chēng)指標(biāo)指標(biāo)試驗(yàn)方法試驗(yàn)方法優(yōu)級(jí)品優(yōu)級(jí)品一級(jí)品一級(jí)品合格品合格品1 1外觀(guān)外觀(guān)目測(cè)目測(cè)GB/T 6012GB/T 6012無(wú)色透明無(wú)懸浮無(wú)色透明無(wú)懸浮物物無(wú)色透明無(wú)懸浮無(wú)色透明無(wú)懸浮物物無(wú)色透明無(wú)懸浮無(wú)色透明無(wú)懸浮物物2 2質(zhì)量分?jǐn)?shù)質(zhì)量分?jǐn)?shù)w/%w/%GB/T 6013GB/T 601399.599.599.399.399.099.03 3二聚物（以二聚物（以4-4-乙烯基環(huán)己烯乙烯基環(huán)己烯計(jì)）計(jì)）w/(mg/kg)w/(mg/kg)GB/T

2、6015GB/T 6015 1000 10004 4乙烯基乙炔乙烯基乙炔w/(mg/kg)w/(mg/kg)GB/T 6017GB/T 6017 50 50 100 1005 5水水w/(mg/kg)w/(mg/kg)GB/T 6023GB/T 6023 20 20 20 20 300 3006 6過(guò)氧化物（以過(guò)氧化氫計(jì)過(guò)氧化物（以過(guò)氧化氫計(jì)w/(mg/kg)w/(mg/kg)GB/T 17828GB/T 17828 5 5 10 10 10 107 7阻聚劑阻聚劑TBCTBCw/(mg/kg)w/(mg/kg)GB/T 6020GB/T 6020供需雙方商定供需雙方商定8 8氣相氧含量氣相氧

3、含量w/(mg/kg)w/(mg/kg)GB/T 6022GB/T 60220.200.200.300.300.300.309 9總?cè)部側(cè)瞱/(mg/kg)w/(mg/kg)GB/T 6017GB/T 6017 20 20 50 50 100 1001010羰基化合物（以乙醛計(jì)），羰基化合物（以乙醛計(jì)），w/(mg/kg)w/(mg/kg)SH/T 1494SH/T 1494 10 10 10 10 20 20 丁二烯生產(chǎn)技術(shù)研究及進(jìn)展丁二烯生產(chǎn)技術(shù)研究及進(jìn)展 丁二烯的生產(chǎn)方法較多： (1)正丁烷或1，2-丁烯的催化去氫反應(yīng)。 (2)石油餾份(石腦油和輕氣油)的熱裂解。 (3)乙基乙醇在金屬氧

4、化物作用下同時(shí)除氫除水。 (4)乙基乙醇和乙醛混合物在含少量氧化鉭的硅膠上反應(yīng)。 (5)乙醛轉(zhuǎn)換成乙羥基丁醛接著去氫去水。 (6)丙烯與甲醛反應(yīng)將產(chǎn)物2-丁烯-l；4-二醇去氫，再將產(chǎn)物l，4-丁二醇去水。 (7)由乙腈法（ACN法）通過(guò)對(duì)石油產(chǎn)品的C4抽余液進(jìn)行萃取提留。最初大規(guī)模生產(chǎn)丁二烯的原料是乙醇，也就是我們習(xí)慣稱(chēng)呼的酒精。例如原蘇聯(lián)采取的工藝是將乙醇在360通過(guò)以著名化學(xué)家列別捷夫命名的催化劑，一步便可得到丁二烯。但是這種工藝的反應(yīng)產(chǎn)率比較低，生產(chǎn)1噸丁二烯差不多要消耗3噸酒精。如果乙醇來(lái)源于糧食發(fā)酵，就意味著10噸糧食才能生產(chǎn)出1噸丁二烯。我國(guó)1960年丁苯橡膠投產(chǎn)后的10余年間，

5、也一直沿用這種方法生產(chǎn)丁二烯。以石油為原料生產(chǎn)丁二烯是從1939年開(kāi)始的，第二次世界大戰(zhàn)后這種方法迅速占據(jù)了丁二烯生產(chǎn)的主導(dǎo)地位。以石油為原料生產(chǎn)丁二烯的路線(xiàn)有裂解C4抽提法和丁烯、丁烷脫氫法，目前抽提法占絕對(duì)優(yōu)勢(shì)。制取合成材料所需的最重要單體-乙烯一般是用輕烴或石油中的石腦油或輕柴油餾分進(jìn)行蒸汽高溫?zé)崃呀獾玫降?，裂解過(guò)程也同時(shí)產(chǎn)生丁二烯和許多其他烴類(lèi)。其中丁二烯產(chǎn)率的高低取決于原料的性質(zhì)和操作條件，裂解的程度越深，得到的丁二烯也越多。每噸石腦油一般可得到4050千克的丁二烯；每生產(chǎn)1萬(wàn)噸乙烯，可聯(lián)產(chǎn)1500噸左右的丁二烯。目前裂解制乙烯的規(guī)模越來(lái)越大，一套裝置年產(chǎn)乙烯可達(dá)100萬(wàn)噸以上，全世

6、界裂解制乙烯的年生產(chǎn)能力已達(dá)上億噸，可見(jiàn)以石油為原料能得到又多又便宜的丁二烯。2000年全世界生產(chǎn)的丁二烯有90%以上是從石油裂解得到的。裂解產(chǎn)生的丁二烯最初混在C4餾分中，必須用合適的溶劑將它從中提取出來(lái)。工業(yè)上常用的三種方法就是以所用溶劑為標(biāo)志的N-甲基吡咯烷酮(NMP)法、二甲基甲酰胺(DMF)法和乙腈(ACN)法。 不論是哪種溶劑，抽提工藝一般都采用兩段萃取精餾，即先用溶劑萃取丁二烯及炔烴，把它們與丁烷，丁烯餾分分開(kāi)，再用同一溶劑在炔烴萃取精餾塔中萃取掉炔烴，得到丁二烯餾分，丁二烯餾分脫除輕重組分后，便得到丁二烯。最近，開(kāi)發(fā)了選擇加氫除炔烴的技術(shù)，可以砍掉炔烴萃取精餾塔，是丁二烯生產(chǎn)技

7、術(shù)的一個(gè)重大進(jìn)步。 這三條工藝路線(xiàn)各有所長(zhǎng)。例如：N-甲基吡咯烷酮法的選擇性較高，無(wú)毒；二甲基甲酰胺法的綜合能耗較低；乙腈法的操作溫度較低，電耗較小。 值得一提的是，我國(guó)曾開(kāi)發(fā)了比較先進(jìn)的丁烯氧化脫氫制丁二烯工藝路線(xiàn)。我國(guó)在20世紀(jì)7080年代丁二烯嚴(yán)重不足的情況下，這種工藝發(fā)揮了顯著的效能。丁烯脫氫制丁二烯的方法目前在美國(guó)、俄羅斯仍有少量生產(chǎn)。 乙烯裝置副產(chǎn)C4抽提（脂肪烴于900C以上發(fā)生水蒸氣裂解制取乙烯和其他烯烴時(shí)的副產(chǎn)品）。此法正逐步替代其他方法，成為制取丁二烯的主要方法。目前應(yīng)用于美國(guó)、西歐和日本。生成的丁二烯可通過(guò)乙腈或二甲基甲酰胺等極性非質(zhì)子溶劑萃取出來(lái)，并蒸餾提純。 通過(guò)丁烷

8、或丁烯催化脫氫生產(chǎn)。首個(gè)用此丁烷脫氫法生產(chǎn)丁二烯的工廠(chǎng)于1957年建于美國(guó)休斯頓，年產(chǎn)6.5萬(wàn)噸丁二烯。此法正被逐步淘汰。 400450C下，兩分子乙醇在金屬氧化物催化下生成丁二烯、氫氣和水。此法多應(yīng)用于東歐、中國(guó)和印度，目前正被乙烯法所替代。 乙醇先被氧化為乙醛，然后乙醛和乙醇在325350C和催化下反應(yīng)生成丁二烯和水。此法目前仍在中國(guó)和印度使用。 近年來(lái)，美國(guó)UOP和BASF公司共同開(kāi)發(fā)出抽提聯(lián)合工藝，即將UOP的炔烴選擇加氫工藝(KLP工藝)與BASF公司的丁二烯抽提蒸餾工藝結(jié)合在一起，先將C4餾分中的炔烴選擇加氫，然后采用抽提蒸餾技術(shù)從丁烷和丁烯中回收1,3-丁二烯。在加氫工序中,原料

9、C4餾分與一定計(jì)量的氫氣混合，進(jìn)入裝有KLP-60催化劑的固定床反應(yīng)器中，并采用足夠高的壓力使反應(yīng)混合物保持液相。隨后KLP反應(yīng)器流出物進(jìn)入蒸餾塔中進(jìn)行汽化，并作為抽提工序的原料，同時(shí)移除工藝過(guò)程中形成的少量重質(zhì)餾分。在丁二烯抽提工序中，從蒸發(fā)器頂部出來(lái)的蒸汽進(jìn)入主洗滌塔，并用NMP進(jìn)行抽提蒸餾。塔底富含丁二烯的物流進(jìn)入精餾塔，然后再進(jìn)入最后一個(gè)蒸餾塔，可產(chǎn)出純度大于99.6%的1,3-丁二烯。該工藝的優(yōu)點(diǎn)是丁二烯產(chǎn)品純度高，收率高，公用工程費(fèi)用低,維修費(fèi)用低，操作安全性高。 對(duì)于丁二烯抽提過(guò)程，近年有報(bào)道稱(chēng)采用一種分壁式技術(shù)(Divided-wall Technology)可以改進(jìn)傳統(tǒng)的抽提

10、工藝，降低裝置能耗和投資成本。 傳統(tǒng)的丁二烯抽提工藝為濃縮的粗C4餾分先通過(guò)吸收工序(含主洗滌器、精餾器和后洗滌器)，再將從后洗滌器頂部餾出的粗丁二烯在兩個(gè)精餾塔中進(jìn)行精餾。在第一個(gè)精餾塔中餾出輕質(zhì)餾分；在第二個(gè)精餾塔中，重質(zhì)餾分被分離后從塔底移除，丁二烯產(chǎn)品從塔頂餾出。采用分壁式技術(shù)后，可使兩步精餾工序在一個(gè)裝備中進(jìn)行，這樣就可節(jié)省1-2個(gè)熱交換器和外圍設(shè)備。 分壁式精餾塔由6個(gè)區(qū)域組成，分別為第1區(qū)域(精餾段，重組分和輕組分/丁二烯分離)、第2區(qū)域(提餾段，輕組分和重組分/丁二烯分離)、第3區(qū)域(精餾段，丁二烯和輕組分分離)、第4區(qū)域(提餾段，丁二烯和重組分分離)、第5區(qū)域(提餾段，丁二烯

11、和輕組分分離)、第6區(qū)域(精餾段，丁二烯和重組分分離)。對(duì)這幾個(gè)區(qū)域進(jìn)行優(yōu)化設(shè)計(jì),如調(diào)整分壁長(zhǎng)度、進(jìn)料塔板位置及塔頂回流比等，可進(jìn)一步降低精餾的投資和操作成本。在該塔設(shè)計(jì)中可應(yīng)用計(jì)算機(jī)軟件模擬技術(shù)，按照裝置的實(shí)際運(yùn)行條件進(jìn)行模擬試驗(yàn)，整個(gè)過(guò)程的物料平衡達(dá)到99.99%以上。除精餾工序外，分壁式技術(shù)還可應(yīng)用于吸收工序的設(shè)計(jì)，基本思路是將精餾器和后洗滌器結(jié)合在一個(gè)分壁塔中。將設(shè)計(jì)的分壁接近于塔的頂部，以使粗丁二烯和C4氣相混合物流從塔頂溢出。在整個(gè)丁二烯抽提過(guò)程中兩處采用分壁式技術(shù)后，工藝流程大大簡(jiǎn)化，從而降低了投資成本和維修成本，同時(shí)也降低了因丁二烯自聚導(dǎo)致爆炸的可能性。我國(guó)丁二烯生產(chǎn)技術(shù)進(jìn)展及

12、發(fā)展趨勢(shì)我國(guó)丁二烯生產(chǎn)技術(shù)進(jìn)展及發(fā)展趨勢(shì)我國(guó)丁二烯的生產(chǎn)經(jīng)歷了酒精接觸分解、丁烯或丁烷氧化脫氫和蒸汽裂解制乙烯聯(lián)產(chǎn)C4抽提分離三個(gè)發(fā)展階段。目前我國(guó)正在運(yùn)行的丁二烯生產(chǎn)裝置，絕大多數(shù)都是隨著乙烯工業(yè)的發(fā)展而逐步配套建設(shè)起來(lái)的。1971年蘭州石油化工公司利用自己開(kāi)發(fā)設(shè)計(jì)的ACN技術(shù)建成我國(guó)第一套工業(yè)生產(chǎn)裝置，生產(chǎn)能力為1.25萬(wàn)噸/年。隨后，吉林石油化工公司、北京燕山石油化工公司也相繼建成生產(chǎn)裝置。1976年北京燕山石油化工公司首次從日本瑞翁公司引進(jìn)DMF生產(chǎn)技術(shù)，建設(shè)了以DMF為溶劑的4.5萬(wàn)噸/年丁二烯生產(chǎn)裝置。20世紀(jì)80年代又分別建成了大慶、齊魯、揚(yáng)子和上海等4套丁二烯生產(chǎn)裝置。1994

13、年又引進(jìn)了一套NMP法抽提丁二烯工藝。國(guó)外常用的三種生產(chǎn)工藝在我國(guó)都建有生產(chǎn)裝置。我國(guó)自行設(shè)計(jì)的ACN法與國(guó)外不同之處是沒(méi)有采用選擇性加氫或精密精餾的方法除去炔烴，而是采用萃取精餾方法。國(guó)內(nèi)各生產(chǎn)廠(chǎng)家對(duì)引進(jìn)技術(shù)進(jìn)行了多次技術(shù)改造。吉林石油化學(xué)工業(yè)公司引進(jìn)日本JSR生產(chǎn)技術(shù)，用乙腈經(jīng)兩段萃取精餾及脫重精制后生產(chǎn)聚合級(jí)丁二烯，最初能耗較高，經(jīng)過(guò)1986年改造現(xiàn)已達(dá)到JSR公司水平。蘭州石油化工公司利用自行設(shè)計(jì)的乙腈法建成國(guó)內(nèi)第一套丁二烯工業(yè)生產(chǎn)裝置，但因技術(shù)落后，能耗太大，于1988年和1996年對(duì)該裝置進(jìn)行了全面改造。改造后丁二烯收率由原來(lái)的94%提高到97%，產(chǎn)品質(zhì)量提高到99.6%99.8

14、%，萃余C4中丁二烯含量由原來(lái)的0.8%下降到4010-6以下，ACN含量降至110-6以下，循環(huán)水和蒸汽用量分別減少了57%和32%。北京燕山石油化工公司乙睛裝置在1986年也進(jìn)行了技術(shù)改造，主要增加了炔烴萃取精餾系統(tǒng)，采取了一些節(jié)能措施。在45萬(wàn)噸/年乙烯擴(kuò)建工程中，其生產(chǎn)能力由2.61萬(wàn)噸/年提高到3.5萬(wàn)噸/年，并再次進(jìn)行了改造，使整個(gè)裝置蒸汽用量節(jié)省48.96%，ACN用量由原來(lái)的58 kg降至1 kg。2001年，在第三輪66萬(wàn)噸/年乙烯改擴(kuò)建中，又將能力提高了6.5萬(wàn)噸/年。我國(guó)對(duì)引進(jìn)的DMF法工藝技術(shù)也進(jìn)行了多次改進(jìn)。北京燕山石油化工公司合成橡膠廠(chǎng)自裝置投產(chǎn)以來(lái)，對(duì)原有生產(chǎn)工藝

15、進(jìn)行了100多項(xiàng)改造，形成了我國(guó)自己的DMF法萃取丁二烯的設(shè)計(jì)核算體系、丁二烯螺桿壓縮機(jī)裝配檢修技術(shù)、丁二烯防自聚技術(shù)和分析檢測(cè)技術(shù)，形成了燕山特有的丁二烯抽提技術(shù)。該廠(chǎng)通過(guò)對(duì)萃取精餾塔系、C4原料蒸發(fā)器流程、第一精餾塔循環(huán)采出系統(tǒng)和溶劑精制系統(tǒng)的改造，優(yōu)化工藝和加強(qiáng)工藝控制，綜合利用裝置內(nèi)資源，使該廠(chǎng)裝置實(shí)現(xiàn)了節(jié)能降耗，提高了生產(chǎn)能力，降低了成本。國(guó)內(nèi)其他幾套DMF裝置也進(jìn)行了改造。近幾年由于乙烯裝置裂解深度增加，聯(lián)產(chǎn)C4中炔烴含量增加，二萃塔已經(jīng)超負(fù)荷，操作不正常，為此大慶石油化工公司和揚(yáng)子石油化工公司在二萃塔板上增加了若干個(gè)篩孔，形成浮閥-篩孔復(fù)合塔板，增加了開(kāi)孔率，還將各塔的降液管底隙

16、改為4060mm。齊魯石油化工公司也進(jìn)行了改造，增大了塔板間距，提高二萃塔生產(chǎn)能力。為適應(yīng)生產(chǎn)的發(fā)展，齊魯石油化工公司又新建了第二套DMF法裝置，并將二萃塔徑為1.6m。另外，各廠(chǎng)為了防止丁二烯自聚，在改進(jìn)工藝、優(yōu)化操作、自動(dòng)控制、節(jié)能降耗等方面都做了大量工作，技術(shù)上均有所創(chuàng)新。我國(guó)NMP法生產(chǎn)裝置有5套，主要采用德國(guó)BASF公司的技術(shù)，采用含水5%8%的NMP作萃取劑，采用兩級(jí)萃取精餾逆流洗滌)和兩級(jí)普通精餾相結(jié)合的工藝生產(chǎn)出了聚合級(jí)的丁二烯。NMP溶劑的突出特點(diǎn)是其水解穩(wěn)定性和熱穩(wěn)定性高，所有設(shè)備均可用碳鋼制造而不產(chǎn)生腐蝕。因生產(chǎn)時(shí)間不長(zhǎng)，目前該工藝正在不斷消化、吸收、改進(jìn)和提高之中。此外

17、，中石化北京化工研究院還開(kāi)發(fā)出丁二烯凈化工藝(KLP技術(shù))，即采用浸泡床和以氧化鋁為載體的把一鉛催化劑對(duì)C4中的炔烴進(jìn)行加氫。據(jù)稱(chēng)，在抽提裝置前增加一臺(tái)加氫反應(yīng)器可把兩段萃取精餾改為一段萃取精餾，提高抽提裝置的處理量，而且操作安全，能得到純度大于99.7%、炔烴含量低于2510-6的聚合級(jí)丁二烯。該方法具有很好的工業(yè)化生產(chǎn)前景。DMF法為日本瑞翁公司技術(shù)，NMP法為德國(guó)巴斯夫技術(shù)，ACN為中國(guó)自主開(kāi)發(fā)的技術(shù)。以上技術(shù)各有特點(diǎn)。DMF和NMP均需要采用壓縮機(jī)，一次性投資較高，耗電量大、流程復(fù)雜。ACN法在國(guó)內(nèi)已經(jīng)工業(yè)生產(chǎn)近30年，技術(shù)成熟且積累大量的生產(chǎn)經(jīng)驗(yàn)，產(chǎn)品指標(biāo)及能耗水品等指標(biāo)都達(dá)到了引進(jìn)

18、裝置的水品，投資較低。ACN和DMF溶劑毒性較大，在國(guó)外發(fā)展已經(jīng)受到限制；而NMP法因其溶劑低毒，有益于環(huán)境保護(hù)和人身健康，近年來(lái)發(fā)展較快。目前我國(guó)丁二烯生產(chǎn)工藝主要傾向于A(yíng)CN法，圖的是投資相對(duì)較小，引進(jìn)裝置則以DMF法和NMP法為多。丁二烯的生產(chǎn)工藝與技術(shù)路線(xiàn)的選擇丁二烯的生產(chǎn)工藝與技術(shù)路線(xiàn)的選擇丁二烯的合成工藝丁二烯的合成工藝目前，世界丁二烯的來(lái)源主要有兩種，一種是從乙烯裂解裝置副產(chǎn)的混合C4餾分中抽提得到，這種方法價(jià)格低廉，經(jīng)濟(jì)上占優(yōu)勢(shì)，是目前世界上丁二烯的主要來(lái)源。另一種是從煉油廠(chǎng)C4餾分脫氫得到，該方法只在一些丁烷、丁烯資源豐富的少數(shù)幾個(gè)國(guó)家采用。世界上從裂解C4餾分抽提丁二烯以萃

19、取精餾法為主，根據(jù)所用溶劑的不同生產(chǎn)方法主要有乙睛法（ACN法）、二甲基甲酰胺法（DMF法）和N-甲基吡咯烷酮法（NMP法）3種。 乙腈法（乙腈法（ACN法）法）乙腈法最早由美國(guó)Shell公司開(kāi)發(fā)成功，并于1956年實(shí)現(xiàn)工業(yè)化生產(chǎn)。它以含水10%的ACN為溶劑，由萃取、閃蒸、壓縮、高壓解吸、低壓解吸和溶劑回收等工藝單元組成。1977年Shell公司在改造中增加了冷凝器和水洗塔，并將閃蒸和低壓解吸的氣相合并壓縮，其中約8%經(jīng)冷凝送往水洗塔洗去溶劑，塔頂氣相返回原料蒸餾塔，這樣就除去了C4烴中的C5烴。其余氣體一部分送往高壓解吸塔，另一部分送往萃取蒸餾塔塔底作為再拂氣體提供熱能，從而省去了一臺(tái)再沸

20、器，降低了蒸汽用量。水洗塔底溶劑約1%送往溶劑回收精制系統(tǒng)，以保證循環(huán)溶劑的質(zhì)量。該法對(duì)含炔烴較高的原料需加氫處理，或采用精密精餾、兩段萃取才能得到較高純度的丁二烯。該方法以意大利SIR工藝和日本JSR工藝為代表。 二甲基甲酰胺法（二甲基甲酰胺法（DMF法法） DMF法又名GPB法，由日本瑞翁（Geon）公司于1965年實(shí)現(xiàn)工業(yè)化生產(chǎn)，并建成一套4.5萬(wàn)t/a生產(chǎn)裝置。該生產(chǎn)工藝包括四個(gè)工序，即第一萃取蒸餾工序、第二萃取蒸餾工序、精餾工序和溶劑回收工序。原料C4汽化后進(jìn)入第一萃取精餾塔，溶劑DMF由塔的上部加入。溶解度小的丁烷、丁烯、C3使丁二烯的相對(duì)揮發(fā)度增大，并從塔頂分出，而丁二烯、炔烴等

21、和溶劑一起從塔底導(dǎo)出，進(jìn)入第一解吸塔被完全解吸出來(lái)，冷卻并經(jīng)螺桿壓縮機(jī)壓縮后進(jìn)入第二萃取精餾塔進(jìn)一步分離。不含C4組分的溶劑從解吸塔底高溫采出，用作萃取精餾、精餾、蒸發(fā)等工序的熱源，熱量回收后重新循環(huán)使用。炔烴、丙二烯、硫化物、羰基化合物這些有害雜質(zhì)在溶劑中的溶解度較高，為防止乙烯基乙炔爆炸，并進(jìn)一步回收溶劑中的丁二烯，第二萃取塔底排出的富溶劑送往丁二烯回收塔，塔頂為粗丁二烯。回收塔塔頂餾出的丁二烯和少量雜質(zhì)返回第二萃取塔前的壓縮機(jī)入口，塔釜含炔烴的溶劑送至第二解吸塔，從該塔塔頂分出乙烯基乙炔，稀釋后用作鍋爐燃料，釜液為溶劑，循環(huán)回萃取精餾塔。經(jīng)兩段萃取精餾得到的粗丁二烯中的雜質(zhì)采用普通精餾除

22、去。比丁二烯揮發(fā)度大的C3、水分等，在脫輕塔頂除去，比丁二烯揮發(fā)度小的殘余2-丁烯、1，2-丁二烯、C5以及在生產(chǎn)過(guò)程中產(chǎn)生的少量丁二烯二聚物在脫重塔塔底除去。脫重塔頂可以得到純度在99.5%以上的聚合級(jí)丁二烯。 N-甲基吡咯烷酮法（甲基吡咯烷酮法（NMP法）法） N-甲基吡咯烷酮法由德國(guó)BASF公司開(kāi)發(fā)成功，并于1968年實(shí)現(xiàn)工業(yè)化生產(chǎn)，建成一套7.5萬(wàn)t/a生產(chǎn)裝置。其生產(chǎn)工藝主要包括萃取蒸餾、脫氣和蒸餾以及溶劑再生工序。粗C4餾分氣化后進(jìn)入主洗滌塔底部，含有8%水的N-甲基吡咯烷酮萃取劑由塔頂進(jìn)入，丁二烯和更易溶解的組分及部分丁烷和丁烯被吸收，同時(shí)不含丁二烯的丁烷和丁烯從塔頂排出。主洗塔

23、底部的富溶劑進(jìn)入精餾塔，在此溶劑吸收的丁烷和丁烯被更易溶的丁二烯、丙二烯和乙炔置換出來(lái)，含有乙炔和丙二烯的丁二烯從精餾塔側(cè)線(xiàn)以氣態(tài)采出進(jìn)入后洗塔。在后洗塔中，用新鮮溶劑將其他組分溶解，粗丁二烯由其塔頂蒸出后冷凝液化進(jìn)入蒸餾工序，塔釜富溶劑返回精餾塔的中段。精餾塔釜的富溶劑先進(jìn)入閃蒸罐中部分脫氣，再進(jìn)人脫氣塔脫烴，并控制NMP中的水平衡，少量炔烴從側(cè)線(xiàn)離開(kāi)脫氣塔，其余脫下的烴經(jīng)冷卻塔進(jìn)入循環(huán)壓縮機(jī)，最后返回精餾塔底部。從后洗塔出來(lái)的粗丁二烯在第一蒸餾塔脫除甲基乙炔，在第二蒸餾塔中脫除1，2-丁二烯和C5烴，由第二蒸餾塔頂?shù)玫蕉《┊a(chǎn)品。汽提后的溶劑抽出總量的0.2%進(jìn)行再生，以免雜質(zhì)積累。在DM

24、F存在下，將混合C4中比1，3丁二烯難溶于DMF的組分從塔頂排出（BS4116）丁二烯0.3%。易溶組分1，3、1，2丁二烯、EA等與溶劑一起進(jìn)入BT-102塔。塔底反丁烯含量低于0.03%以確保丁二烯純度。將BT101塔底溶劑中溶解的全部烴類(lèi)汽提出來(lái)，從塔頂排出BS4118，貧溶劑從塔釜排出從粗丁烯中分離出類(lèi)似VA、EA、及C5這樣的難溶組分，VA在該塔中完全從粗丁烯中脫除（VA不合格原因在此塔）不合格原因在此塔）完全脫除溶解在溶劑中的炔烴、丁二烯及C5烴，從塔頂排出。溶劑從塔底排出采用橫沸精餾原理，利用進(jìn)料中的飽和水和MA等形成低沸點(diǎn)的共沸物，使MA從塔頂蒸出而脫除（BS4305）。水值、

25、水值、MA不合格原因不合格原因在此措施：加大回流量在此措施：加大回流量和釜液排放量和釜液排放量采用普通精餾原理。利用混合液中各組分具有不同揮發(fā)度在塔頂?shù)玫綕饪s的輕組分，丁二烯產(chǎn)品在塔底得到重組分。使順丁烯、1，2丁烯、EA及C5等從塔底脫除。減少丁二烯損失；保證第二汽提塔的VA在安全操作范圍內(nèi)第一萃取塔第一萃取塔第二萃取塔第二萃取塔第一汽提塔第一汽提塔第二汽提塔第二汽提塔回收塔回收塔第一分餾塔第一分餾塔第第二二分分餾餾塔塔壓縮機(jī)壓縮機(jī) 第一萃取蒸餾部分第一萃取蒸餾部分 在DMF存在的情況下，凡與丁二烯相比其相對(duì)揮發(fā)度高于1.0的組分，都在這部分除去。這部分設(shè)備有：原料汽化罐，第一萃取蒸餾塔（分

26、為兩個(gè)塔，共有238塊塔板）以及裝有14層塔板的第一汽提塔。 C4原料從乙烯裝置A單元進(jìn)入原料儲(chǔ)罐后用泵送來(lái)經(jīng)流量控制進(jìn)入原料汽化罐。原料汽化罐的熱源由第一、第二汽提塔底的熱溶劑提供。 汽化的C4原料送至第一萃取蒸餾塔的中部（進(jìn)料板104層，114層，125層）。DMF溶劑經(jīng)流量控制進(jìn)入T1101A頂部第230層塔板上，溶劑進(jìn)料溫度約40，蒸汽壓約9毫米汞柱。塔頂8層塔板用于丁烷丁烯餾分中完全脫除溶劑的精餾段。塔的操作壓力約為0.38MPa（表壓），塔頂操作溫度約為43.5。根據(jù)進(jìn)料組成的變化，適當(dāng)調(diào)節(jié)溶劑進(jìn)料量和回流量，以控制丁二烯的損失量和塔釜液的組成，丁烷丁烯餾出液的1,3丁二烯含量保持

27、在0.3（重量）以下。塔頂丁烷丁烯抽余液直接送至MTBE裝置或A單元罐區(qū)。 萃取蒸餾必要的回流經(jīng)流量調(diào)節(jié)，經(jīng)過(guò)上述8層塔板的精餾段，向下流至溶劑進(jìn)料塔板。 順2丁烯是比1，3丁二烯難溶解的一種組分，在第一萃取蒸餾塔中它是最難于分離出來(lái)的。按GPB工藝，通常第一萃取蒸餾塔底的順2丁烯含量約為總烴的2.5，而反2丁烯含量約為總烴的0.05。 順2丁烯在第二分餾塔（T1302）隨塔底物料脫除，但反2丁烯不易在直接蒸餾部分脫除。 因此，第一萃取蒸餾塔的分離效果對(duì)最終丁二烯產(chǎn)品的純度有影響。在GPB工藝中提純丁二烯的經(jīng)濟(jì)方法是在第一萃取蒸餾部分脫除全部反2丁烯，隨之脫除部分順2丁烯。而在第二分餾塔脫除剩

28、余的順2丁烯。 在第一萃取蒸餾塔（T1101B）的C3層塔板上，含烴（主要是含丁二烯和易溶組分）的溶劑被預(yù)熱到86。這些溶劑先通過(guò)第一萃取蒸餾塔的第一、第二溶劑再沸器，被來(lái)自汽提塔底的熱溶劑加熱到120。然后，在第一萃取塔蒸汽再沸器中把它進(jìn)一步加熱到大約130。調(diào)整蒸汽量使塔底溫度保持恒定。塔底操作溫度應(yīng)保持低于145，以避免丁二烯聚合，而引起結(jié)垢事故。 在這樣的條件下，溶劑溶解的丁二烯量比原料中含的丁二烯要多。因此，多出來(lái)的那部分（第一汽提塔T1102汽提蒸汽的一部分）應(yīng)該在壓縮后返回第一萃取蒸餾塔底，以保持第一萃取蒸餾塔的物料平衡。 第一汽提塔T1102在常壓下操作。汽提塔底壓力由于塔的壓

29、力降而比塔頂壓力稍有增加。塔釜溫度也升高至163，這是塔釜壓力下溶劑的沸點(diǎn)。 來(lái)自第一萃取蒸餾塔底的富溶劑經(jīng)流量控制，靠壓差送入第一汽提塔，將烴類(lèi)（主要是丁二烯和較易溶的組分）從溶劑中汽提出來(lái)。被汽提出的烴通過(guò)串聯(lián)的兩個(gè)冷凝器冷卻至40，同時(shí)溶劑蒸汽在冷凝器中被冷凝。第一冷凝器以蒸汽冷凝液作為冷介質(zhì)，回收烴的顯熱和溶劑的冷凝熱。在第二冷凝器中，用冷卻水進(jìn)一步將烴從85冷卻到40。冷凝下來(lái)的溶劑主要部分作為回流返回到第一汽提塔頂，剩余的送到溶劑凈化部分（T1401）脫除低沸點(diǎn)雜質(zhì)如：水和丁二烯二聚物。 第一汽提塔底熱溶劑，首先作為第一萃取蒸餾塔的熱源，然后依次作為第二分餾塔溶劑再沸器、C4原料汽

30、化器和第一分餾塔溶劑再沸器的熱源，回收其熱量。 被冷卻的烴經(jīng)丁二烯氣體壓縮機(jī)壓縮，送到第二萃取蒸餾塔（T1201）。如上所述，其中一部分由出口壓力控制返回第一萃取塔底，其余部分回到壓縮機(jī)入口以維持入口壓力。為使壓縮氣溫度低于80，防止丁二烯聚合，使用一臺(tái)二段螺桿壓縮機(jī)。由上述相同理由，出口壓力應(yīng)保持低于0.600MPa（表壓）。 第二萃取蒸餾部分第二萃取蒸餾部分 這部分由有64層塔板的第二萃取蒸餾塔（T1201），有10層塔板的丁二烯回收塔（T1202）和有20層塔板的第二汽提塔（T1203）組成。 在第二萃取塔的進(jìn)料氣體中，主要含有丁二烯和比丁二烯更易溶在第二萃取塔的進(jìn)料氣體中，主要含有丁二

31、烯和比丁二烯更易溶于于DMF的組分，如：乙烯基乙炔、乙基乙炔、的組分，如：乙烯基乙炔、乙基乙炔、1,2丁二烯、丁二烯、碳五及甲基乙炔。碳五及甲基乙炔。 在DMF溶劑中，甲基乙炔的相對(duì)揮發(fā)度與1,3丁二烯相近。大部分甲基乙炔沒(méi)有在這部分脫除，而進(jìn)入下一部分（直接蒸餾部分）脫除。 乙烯基乙炔在直接蒸餾部分與順2丁烯形成共沸物。因此，應(yīng)在直接蒸餾部分前全部脫除乙烯基乙炔。而在第二萃取蒸餾部分恰好可以很容易地將其脫除。所有剩余的易溶組分可以在直接蒸餾部分被容易地脫除。 與第一萃取蒸餾塔一樣，溶劑通過(guò)流量調(diào)節(jié)，由泵送入第二萃取蒸餾塔頂?shù)?4層塔板。同樣，該塔頂部的10層塔板也與第一萃取蒸餾部分一樣，是為

32、了將餾出物中的溶劑全部脫除。 塔頂氣體中，主要含丁二烯和萃取部分沒(méi)被除掉的一小部分雜質(zhì)。它的冷凝液一部分打回流，剩余部分進(jìn)入直接蒸餾部分，進(jìn)行進(jìn)一步的蒸餾。 來(lái)自T1201塔底的富溶劑（其操作溫度130，操作壓力0.38MPa表壓）仍然含有相當(dāng)數(shù)量的1,3丁二烯。為了回收丁二烯，將這部分溶劑送至丁二烯回收塔（T1202）。 第二萃取蒸餾塔底的熱溶劑，首先與該塔低溫物流換熱，以提供一部分塔底所需熱量。塔底溶劑靠T1201和T1202之間的壓差輸送。 丁二烯回收塔塔頂氣體（主要含有1,3丁二烯和一些烴）返回壓縮機(jī)入口，以保持第二萃取蒸餾部分的物料平衡。 來(lái)自丁二烯回收塔底的溶劑用泵送至第二汽提塔第

33、11層塔板，在塔里汽提出溶劑中的烴。第二汽提塔再沸器的熱源是水蒸汽，而塔底溶劑用泵循環(huán)，該溶劑熱量與第一萃取蒸餾部分的溶劑一起被用作再沸器的熱源。 第二汽提塔頂氣體是由來(lái)自界區(qū)的甲烷氣稀釋甲烷氣稀釋?zhuān)@一措施是為了降低塔頂氣體中乙烯基乙炔的濃度，因?yàn)橐蚁┗胰埠坎环€(wěn)定，且冬季時(shí)期容易凍凝。二甲胺（二甲胺（DMA）脫除部分）脫除部分為保證產(chǎn)品中DMA含量低于1ppm（重量），第二萃取蒸餾塔的餾出物通過(guò)裝有拉西環(huán)的二甲胺抽提塔，然后送至丁二烯分離罐，完全除去該物流中的懸浮水。以冷卻到40以下的蒸汽冷凝液為溶劑，與塔底來(lái)的丁二烯逆流接觸，含有二甲胺及烴的蒸汽冷凝液，在丁二烯被閃蒸后，氣相去尾氣排出

34、系統(tǒng)，廢水經(jīng)P-1205A/B送出裝置處理。直接蒸餾部分直接蒸餾部分通過(guò)第一和第二萃取蒸餾部分后，大部分雜質(zhì)被脫除了，但仍剩下一些在DMF溶劑中與1,3丁二烯的相對(duì)揮發(fā)度接近于1.0的雜質(zhì)。這些雜質(zhì)在有70層塔板的第一分餾塔（T1301）和有85層塔板的第二分餾塔（T1302）中脫除。丁二烯中的甲基乙炔和飽和水在第一分餾塔被脫除丁二烯中的甲基乙炔和飽和水在第一分餾塔被脫除。該塔塔頂操作壓力（隨著餾出物中甲基乙炔的含量和冷卻水的溫度變化）大約是0.41MPa（表壓）。塔頂操作溫度為39。C4原料中甲基乙炔的含原料中甲基乙炔的含量越多，在塔頂氣體中丁二烯損失就越大。量越多，在塔頂氣體中丁二烯損失就

35、越大。該塔大部分塔頂氣體冷凝作回流，同時(shí)抽出一部分，將這部分含有甲基乙炔的氣體和T1203頂釋放出的濃度較高的炔烴一起送到裝置外做燃料用。來(lái)自汽提塔底的熱溶劑經(jīng)過(guò)第一和第二次熱回收后，被用于第一分餾塔再沸器。第一分餾塔塔底物料由液面控制，用泵送入第二分餾塔。第一分餾塔進(jìn)料中的飽和水作為與丁二烯的共沸物也被脫除。在進(jìn)料中大約有1200PPm（重量）的水，塔底產(chǎn)品含水量可降至20PPm（重量）以下。餾出的水應(yīng)在有足夠體積的第一分餾塔回流罐(V-1301)里保證停留時(shí)間，以避免回流帶懸浮水。然后這部分水送至丁二烯清洗罐(V-1203)。將第一和第二萃取蒸餾部分沒(méi)脫除的順將第一和第二萃取蒸餾部分沒(méi)脫除

36、的順2丁烯，丁烯，1,2丁二烯，乙丁二烯，乙基乙炔及碳五烴在第二分餾塔脫除?；胰布疤嘉鍩N在第二分餾塔脫除。此塔塔頂操作條件約為0.39MPa（表壓），44，而塔底操作條件約為0.45MPa（表壓），60。塔頂氣體冷凝作為回流和丁二烯產(chǎn)品。然后丁二烯產(chǎn)品在丁二烯產(chǎn)品冷卻器再次冷卻至27。在第二分餾塔冷凝器前的塔頂氣體中應(yīng)加入新鮮TBC，以防止聚合物生成。塔底物料由塔底溫度控制排入熱火炬，以保證產(chǎn)品質(zhì)量。作為T(mén)1302塔底二個(gè)再沸器所需的熱源，除了熱溶劑用于第二分餾塔溶劑再沸器外，還有蒸汽冷凝液，這些蒸汽冷凝液從所有蒸汽再沸器及來(lái)自T1102塔頂冷凝器回收熱量后的蒸汽冷凝液一起匯集到蒸汽冷凝液罐

37、(V-1303)中，此蒸汽冷凝液及進(jìn)入蒸汽冷凝液噴射器的蒸汽一起，作為第二分餾塔蒸汽冷凝液再沸器的熱源。塔底液面是通過(guò)蒸汽冷凝液流量調(diào)節(jié)器來(lái)調(diào)整的，而去蒸汽噴射器的新鮮蒸汽作為塔底再沸器的補(bǔ)充蒸汽。溶劑凈化部分溶劑凈化部分萃取蒸餾部分的循環(huán)溶劑在這部分進(jìn)行精制。這部分也可以從作為工藝排液中收集起來(lái)的污溶劑中提純出DMF。這樣，這些溶劑要通過(guò)高沸點(diǎn)或低沸點(diǎn)物的脫除，或兩種脫除都通過(guò)。這要根據(jù)溶劑中含有的雜質(zhì)來(lái)決定，這些溶劑的處理原則上分類(lèi)如下：在溶劑再生釜(H-1405A/B)脫除高沸物，它的進(jìn)料約為萃取蒸餾部分循環(huán)溶劑的0.5。通過(guò)溶劑精制塔（T1401）進(jìn)行脫除低沸物。這部分溶劑是循環(huán)溶劑的

38、0.7，是第一和第二汽提塔回流中抽出的一部分。由工藝排污受槽所收集的溶劑，通過(guò)以上兩種或其中一種處理。有40層塔板的溶劑精制塔在常壓下操作，以脫除丁二烯二聚物及隨粗原料帶入的水。冷凝液進(jìn)入冷凝液罐的沉降器部分，在那里分離為油（二聚物）和水。然后水被送至廢水處理裝置，而油（二聚物）作為燃料。由于除了工藝排液進(jìn)料的情況以外，塔底不存在聚合物，所以將塔底物料送至精制溶劑受槽，做為泵密封溶劑。脫除高沸物時(shí)，DMF在減壓下回收，含焦油的DMF在一定時(shí)間內(nèi)隨著再生釜的定量進(jìn)料而被逐漸提濃，停止溶劑進(jìn)料后用間歇的方法進(jìn)一步回收DMF。這樣，回收的溶劑送至精制溶劑受槽，也作機(jī)械密封用或輸送至溶劑貯槽作為循環(huán)溶

39、劑。焦油狀物質(zhì)排放至焦油槽中，做燃料使用。洗滌水處理部分洗滌水處理部分每年停車(chē)時(shí)排出含有溶劑的設(shè)備洗滌水，首先將其貯存在廢水罐中，然后在溶劑精制塔以100kg/h的速度逐漸處理這些水。將塔頂含DMF較少的水用泵打到裝置外，再進(jìn)行處理。我國(guó)苯乙烯的質(zhì)量指標(biāo)為國(guó)家標(biāo)準(zhǔn)“GB/T 12688-2008 工業(yè)用苯乙烯”，詳見(jiàn)下表。名稱(chēng)苯乙烯結(jié)構(gòu)式C6H5CH2=CH2縮略語(yǔ)ST序號(hào)項(xiàng)目單位指標(biāo)試驗(yàn)方法1外觀(guān)-清澈透明，無(wú)機(jī)械雜質(zhì)和游離水GB/T3915-88目測(cè)2純度Wt%99.7GB/T12688.13聚合物mg/kg 10GB/T12688.34過(guò)氧化物（以過(guò)氧化氫計(jì)）mg/kg 100GB/T1

40、2688.45總?cè)ㄒ员郊兹┯?jì)）Wt% 0.01GB/T12688.56色度（鉑鈷色號(hào)）號(hào) 10GB/T6057阻聚劑（TBC)mg/kg 15GB/T12688.8目前，世界上生產(chǎn)苯乙烯的路線(xiàn)有目前，世界上生產(chǎn)苯乙烯的路線(xiàn)有3種：種：一、是乙苯氣相催化脫氫工藝，以乙苯為原料，借助催化劑一、是乙苯氣相催化脫氫工藝，以乙苯為原料，借助催化劑，采用多床絕熱或管式等溫反應(yīng)器，在蒸汽存在下脫氫為苯，采用多床絕熱或管式等溫反應(yīng)器，在蒸汽存在下脫氫為苯乙烯。乙烯。二、是用丙烯、乙苯過(guò)氧化制取環(huán)氧丙烷時(shí)的副產(chǎn)品。二、是用丙烯、乙苯過(guò)氧化制取環(huán)氧丙烷時(shí)的副產(chǎn)品。三、是從蒸汽裂解熱解汽油中用抽提蒸餾回收。三、是

41、從蒸汽裂解熱解汽油中用抽提蒸餾回收。 l 世界上世界上90%的苯乙烯都是通過(guò)乙烯和苯烴化生產(chǎn)乙苯，乙的苯乙烯都是通過(guò)乙烯和苯烴化生產(chǎn)乙苯，乙苯再催化脫氫生產(chǎn)的。苯再催化脫氫生產(chǎn)的。l蘭州石化公司合成橡膠廠(chǎng)苯乙烯車(chē)間就采用這一方法。蘭州石化公司合成橡膠廠(chǎng)苯乙烯車(chē)間就采用這一方法。 蘭州石化公司苯乙烯裝置包括三個(gè)單元：分子篩單蘭州石化公司苯乙烯裝置包括三個(gè)單元：分子篩單元、脫氫單元和精餾單元。生產(chǎn)能力為元、脫氫單元和精餾單元。生產(chǎn)能力為6萬(wàn)噸。萬(wàn)噸。 生產(chǎn)苯乙烯的原料為苯和乙烯。生產(chǎn)苯乙烯的原料為苯和乙烯。 催化劑有烷基化催化劑、轉(zhuǎn)烷基催化劑和乙苯脫催化劑有烷基化催化劑、轉(zhuǎn)烷基催化劑和乙苯脫氫催化

42、劑氫催化劑 主要設(shè)備有壓縮機(jī)、反應(yīng)塔、分離塔、精餾塔、換主要設(shè)備有壓縮機(jī)、反應(yīng)塔、分離塔、精餾塔、換熱器、高溫爐、各類(lèi)泵。熱器、高溫爐、各類(lèi)泵。 換熱介質(zhì)有：循環(huán)水、換熱介質(zhì)有：循環(huán)水、7 水、水、12以及物料本以及物料本身。身。 分子篩單元分子篩單元反應(yīng)原理：烷基化反應(yīng)原理：烷基化 C C6 6H H6 6+CH+CH2 2=CH=CH2 2 C C6 6H H5 5-CH-CH2 2CHCH3 3+ + C C6 6H H4 4-(CH-(CH2 2CHCH3 3) )2 2 轉(zhuǎn)烷基轉(zhuǎn)烷基 C C6 6H H6 6+C+C6 6H H4 4-(CH-(CH2 2CHCH3 3) )2 2

43、C C6 6H H5 5-CH-CH2 2CHCH3 3工藝流程：乙烯（常溫、工藝流程：乙烯（常溫、1.2MPa1.2MPa）壓縮后）壓縮后T=85T=85 、P=4.4MPa,P=4.4MPa,分為四路向一反、分為四路向一反、二反烷基化反應(yīng)器底部和中部供料；苯使用新鮮苯和回收苯作為原料，經(jīng)加熱器二反烷基化反應(yīng)器底部和中部供料；苯使用新鮮苯和回收苯作為原料，經(jīng)加熱器加熱到加熱到200 200 后進(jìn)入一反；烷基化反應(yīng)為放熱反應(yīng)，一般使物料溫度上升后進(jìn)入一反；烷基化反應(yīng)為放熱反應(yīng)，一般使物料溫度上升393940 40 ，經(jīng)，經(jīng)E-103E-103換熱后溫度控制在換熱后溫度控制在200 200 進(jìn)入

44、二反進(jìn)入二反 。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)是苯與二乙苯進(jìn)。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)是苯與二乙苯進(jìn)行反應(yīng)。反應(yīng)溫度控制在行反應(yīng)。反應(yīng)溫度控制在160160245245之間，為了保證在全液相下進(jìn)行的反應(yīng)，之間，為了保證在全液相下進(jìn)行的反應(yīng)，要求壓力在要求壓力在2.852.853.05MPa3.05MPa，苯，苯/ /二乙苯二乙苯15/115/1。E-104E-104為預(yù)熱器，三反進(jìn)料溫度為預(yù)熱器，三反進(jìn)料溫度 T=160T=160245245 。V-104V-104是烷基轉(zhuǎn)移原料回收苯罐是烷基轉(zhuǎn)移原料回收苯罐，一部分苯來(lái)自預(yù)分餾塔，一部，一部分苯來(lái)自預(yù)分餾塔，一部分來(lái)自回收苯塔分來(lái)自回收苯塔C-26。 C-101C-101

45、是預(yù)分餾塔，塔頂餾分經(jīng)廢熱鍋爐是預(yù)分餾塔，塔頂餾分經(jīng)廢熱鍋爐E-107E-107換熱后進(jìn)入回流罐換熱后進(jìn)入回流罐V-103V-103，作為一反，三反的原，作為一反，三反的原料。料。E-107E-107換熱產(chǎn)生換熱產(chǎn)生0.32MPa0.32MPa低壓汽供精餾單元使低壓汽供精餾單元使用。用?；亓鞴藁亓鞴轛-103V-103的氣相物進(jìn)入的氣相物進(jìn)入C-102C-102脫非芳塔的底脫非芳塔的底部，脫非芳塔的作用是脫除非芳烴、水、和不凝部，脫非芳塔的作用是脫除非芳烴、水、和不凝氣。氣。 R-104R-104為原料苯處理器，用白土做介質(zhì)，去為原料苯處理器，用白土做介質(zhì)，去除原料本中的除原料本中的堿性氮化物

46、堿性氮化物 。乙苯精餾單元乙苯精餾單元 來(lái)自分子篩單元的烴化液進(jìn)入回收苯塔來(lái)自分子篩單元的烴化液進(jìn)入回收苯塔C-26塔。塔。C-26是板式塔，用是板式塔，用3.5MPa的高壓蒸汽加熱，操作壓力在的高壓蒸汽加熱，操作壓力在0.470.02MPa 。塔釜溫度控制在。塔釜溫度控制在2207。塔頂餾份為苯，經(jīng)塔頂換熱器。塔頂餾份為苯，經(jīng)塔頂換熱器E-31換熱后進(jìn)入回流罐換熱后進(jìn)入回流罐D(zhuǎn)-29，然后送到分子篩單元作為回收苯使用，然后送到分子篩單元作為回收苯使用， E-31換熱后產(chǎn)生換熱后產(chǎn)生0.32MPa低壓汽低壓汽供精餾單元使用，塔釜物料進(jìn)入精乙苯塔供精餾單元使用，塔釜物料進(jìn)入精乙苯塔C-34。 C

47、-34塔也用塔也用3.5MPa的高壓蒸汽加熱，的高壓蒸汽加熱，操作壓力在操作壓力在0.140.02MPa ，塔釜溫度控制在，塔釜溫度控制在2209，塔頂餾份為乙苯，經(jīng)塔頂換熱器，塔頂餾份為乙苯，經(jīng)塔頂換熱器E-36換熱換熱后進(jìn)入回流罐后進(jìn)入回流罐D(zhuǎn)-37，然后送到，然后送到15a罐區(qū)作為脫氫單元原料使用，罐區(qū)作為脫氫單元原料使用， E-36換換熱后產(chǎn)生熱后產(chǎn)生0.32MPa低壓汽供精餾單元使用，塔釜物料進(jìn)入二乙苯塔低壓汽供精餾單元使用，塔釜物料進(jìn)入二乙苯塔T-501（原（原122#）。）。 T-501塔也用塔也用3.5MPa的高壓蒸汽加熱，在真空條件下操作，用塔頂?shù)母邏赫羝訜幔谡婵諚l件下操

48、作，用塔頂真空泵真空泵P-50實(shí)現(xiàn)，真空度控制在實(shí)現(xiàn)，真空度控制在25KPa以下，塔釜溫度控制在以下，塔釜溫度控制在226 以以下，塔頂餾份為二乙苯，經(jīng)塔頂換熱器下，塔頂餾份為二乙苯，經(jīng)塔頂換熱器E-502換熱后進(jìn)入回流罐換熱后進(jìn)入回流罐V-501，然后送到然后送到15a罐區(qū)作為烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)原料使用，罐區(qū)作為烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)原料使用， 塔釜物料進(jìn)入塔釜物料進(jìn)入15a罐區(qū)多罐區(qū)多乙苯罐作為副產(chǎn)品外賣(mài)。乙苯罐作為副產(chǎn)品外賣(mài)。 T-501塔也用塔也用3.5MPa的高壓蒸汽加熱，的高壓蒸汽加熱，在真空條件下操作，用塔頂真空泵在真空條件下操作，用塔頂真空泵P-50實(shí)實(shí)現(xiàn)，真空度控制在現(xiàn)，真空度控制在25KP

49、a以下，塔釜溫度以下，塔釜溫度控制在控制在226 以下。以下。 塔頂餾份為二乙苯，經(jīng)塔頂換熱器塔頂餾份為二乙苯，經(jīng)塔頂換熱器E-502換熱后進(jìn)入回流罐換熱后進(jìn)入回流罐V-501，然后送到，然后送到15a罐罐區(qū)作為烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)原料使用，區(qū)作為烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)原料使用， 塔釜物料塔釜物料進(jìn)入進(jìn)入15a罐區(qū)多乙苯罐作為副產(chǎn)品外賣(mài)。罐區(qū)多乙苯罐作為副產(chǎn)品外賣(mài)。脫氫單元脫氫單元反應(yīng)原理：反應(yīng)原理： 乙苯催化脫氫制苯乙烯過(guò)程在高溫水蒸汽存在下，有如下七個(gè)反應(yīng)：乙苯催化脫氫制苯乙烯過(guò)程在高溫水蒸汽存在下，有如下七個(gè)反應(yīng)：主反應(yīng)方程式：主反應(yīng)方程式：C2H5C6H5C6H5C2H3+H2-29.824Kcal/m

50、ol （1）隨著反應(yīng)進(jìn)行不可避免的將產(chǎn)生一系列副反應(yīng)，其主要副反應(yīng)有：隨著反應(yīng)進(jìn)行不可避免的將產(chǎn)生一系列副反應(yīng)，其主要副反應(yīng)有： （2） C2H5C6H5 +H2C6H5CH3+ CH4 （3） C6H5(C2H5)C6H6+C2H4 （4） C+2H2OCO2+H2 （5） CH4+H2OCO+3H2 （6） C2H4+2H2O2CO+4H2 （7） CO+H2OCO2+H2 乙苯脫氫主反應(yīng)是一個(gè)吸熱可逆增分子反應(yīng)，因此高溫、低壓有利于乙苯脫氫主反應(yīng)是一個(gè)吸熱可逆增分子反應(yīng)，因此高溫、低壓有利于提高乙苯脫氫反應(yīng)的平衡轉(zhuǎn)化率。提高乙苯脫氫反應(yīng)的平衡轉(zhuǎn)化率。 工藝流程：工藝流程： 0.5Mpa蒸汽自管網(wǎng)蒸汽自管網(wǎng)送入蒸汽過(guò)熱爐（送入蒸汽過(guò)熱爐（BA-301）對(duì)流段和盤(pán)管）對(duì)流段和盤(pán)管“A”中，從中，從145加熱到加熱到887左右，過(guò)熱后的主蒸汽將第二脫氫反應(yīng)器（左右，過(guò)熱后的主蒸汽將第二脫氫反應(yīng)器（DC-302）的進(jìn)料加熱到）的進(jìn)料加熱到631。經(jīng)換熱后，主蒸汽返回。經(jīng)換熱后，主蒸汽返回BA-301盤(pán)管盤(pán)管“B”，從約，從約649再次加熱至再次加熱至815，然后再送至第一脫氫反應(yīng)器（，然后再送至第一脫氫反應(yīng)器（DC-301）底部，通過(guò)靜態(tài)分布器