A. MTBE生產工藝技術
MTBE的反應機理：甲基叔丁醚是以甲醇和混合碳四（含有異丁烯）為原料，在酸性催化劑的作用下合成的，這是一個可逆的放熱反應。
MTBE的生產技術：合成MTBE生產工藝主要是醚化工藝，根據醚化反應器的而不同，MTBE合成技術存在以下幾種形式：固定床反應技術:固定床技術採用的是下流式固定床反應器，在70到100℃液相，甲醇與異丁烯在強酸陽離子交換樹脂的作用下，反應生成MTBE。
該技術採用外循環取熱方式來控制，用冷卻水在反應器外移走反應熱，用分餾塔分離產物MTBE和甲醇以及剩餘的碳四餾分。此法用於含異丁烯濃度變化較大的碳四原料。盡管反應器用水冷卻，但仍會出現熱點，難於消除，且反應速率低，這類技術在近年來已較少採用。
膨脹床反應技術:該技術的主反應器採用上流式膨脹床，在生產過程中，反應原料自下而上經膨脹床反應器催化劑床層。達到一定值後，催化劑床層便開始膨脹，由於催化劑床層受到輕微的擾動，有利於提高催化劑的活性，加快反應床層的傳熱過程，有利於反應的進行和反應熱的擴散，使床層溫度分布均勻，不存在局部熱點。
此方法投資少，結構簡單，催化劑裝卸方便，但操作彈性較小。硫酸催化技術:該技術是將一定比例的原料送人第一反應器中，待反應混合物預熱至70℃時，與硫酸混合，在一定溫度下將混合物送入第二反應器中。
最後反應混合物進入分離器分離有機相和酸相，在分離器中回收得到的硫可循環使用，有機相則進入水洗塔，用NaOH含的循環水中和酸，生成Na2SO4和H2O。
B. 苯乙烯裝置復雜嗎
很復雜。
工藝流程說明——脫氫工序
a）過熱蒸汽系統
0.6 MPa的蒸汽經蒸汽緩沖罐（V-301）脫水後進入蒸汽過熱爐（F-301）過熱，去第三反應器（R-303）頂部熱交換器，將第二反應器（R-302）出來的反應混合物預熱到615 ℃，蒸汽去過熱爐（F-302）過熱，然後進入第二反應器（R-302）頂熱交換器，將第一反應器（R-301）出口反應混合物加熱至615 ℃。蒸汽去過熱爐（F-303）過熱後，去第一反應器（R-301），與乙苯、一次配汽混合後，依次進入R-301催化劑床層、R-302催化劑床層、R-303催化劑床層進行乙苯脫氫反應。
F-301、F-302、F-303三台爐燃料氣氣來自石油一廠管網。燃料氣自管網進入動力車間燃料氣罐，脫液後，進入苯乙烯裝置燃料氣罐（V-313）。經V-313緩沖後，分別去F-301、F-302、F-303為爐子提供熱量。
b）乙苯脫氫反應系統
乙苯由FIC-313控制流量進入乙苯預熱器（E-304A、E-304B），被來自F-303的水加熱後，進入乙苯蒸發器（E-303），與來自管網的0.6 MPa蒸汽（一次配汽）混合，同時由殼程0.6 MPa蒸汽加熱汽化約105℃。
汽化後的乙苯、蒸汽混合物進入乙苯過熱器（E-301）被來自第三反應器（R-303）的反應混合氣體加熱到約500 ℃左右，進入第一反應器（R-301），與來自第三蒸汽過熱爐（F-303）的過熱蒸汽混合均勻，混合後的溫度達到600 ℃左右（催化劑從初期到末期溫度逐漸上升，其出口溫度也上升），在催化劑床層進行乙苯絕熱脫氫反應，乙苯轉化率約40 %，反應後的氣體溫度降至540 ℃左右。此混合氣繼續到第二反應器（R-302）頂部中間再熱器，被來自第二蒸汽過熱爐（F-302）的過熱蒸汽加熱至605 ℃左右，進入催化劑床層繼續進行乙苯脫氫反應，總轉化率達到約60 %。反應後，混合氣溫度降至578 ℃左右。此部分混合氣再次進入第三反應器（R-303）頂部再熱器，被來自第一蒸汽過熱爐（F-301）的過熱蒸汽加熱，溫度上升至610 ℃左右，進入第三反應器（R-303）催化劑床層，繼續進行乙苯脫氫反應，第三反應器（R-303）出口總轉化率約70 %。
自第三反應器（R-303）出來的反應氣體，進入乙苯過熱器（E-301）加熱乙苯與蒸汽的混合氣後，自身溫度下降至300~320 ℃，再進入蒸汽發生器（E-302）管程進行換熱。在E-302下段，產生0.32 MPa（表）蒸汽；在E-302上段，產生0.04 MPa（表）蒸汽。
0.32 MPa蒸汽去管網，作精餾系統熱源；0.04 MPa蒸汽去汽提塔（T-301）作熱源。
c）冷凝分離
反應混合氣體產生0.32 MPa、0.04 MPa蒸汽後，溫度下降，被來自工藝凝水泵（P-301）來的急冷水增濕急冷，溫度下降至70 ℃左右，分別進入四組空氣冷卻器（EC-301），溫度降至55 ℃以下，進入氣液分離罐（V-306）進行氣、液分離。
V-306中的冷凝液進入油水分離罐（V-307）進行油水分離。V-307為隔板式分離器，油、水混合物在此靠密度差分層。當油位高過隔板高度時，進入油相區，自流至爐油罐（V-309），與阻聚劑混合後，由爐油泵（P-302）送至中倉球罐（或V-509罐）。由於V-306為負壓，而V-307為正壓，`故V-306至V-307管線中，存有一定高度的液體（其高度與兩罐的壓差有關）；V-307中的水由泵（P-301）送至汽提系統進一步汽提水中的芳烴。
V-306中的氣相依次進入循環水冷凝器（E-305）、鹽水冷凝器（E-306）冷凝，冷凝液相也進入V-307進行油水分離；不凝氣進入尾氣分離罐（V-312），在V-312出口有三個閥門，分別控制尾氣至蒸汽噴射泵抽真空系統、液環泵抽真空系統、尾氣放空罐（V-311）放空系統。
當脫氫反應系統為正壓操作時，V-311水放掉，尾氣由V-311放空；當脫氫反應系統為負壓操作時，V-311中充水，V-311有一工業水補充管線，防止罐內缺水，空氣進入尾氣系統，影響系統壓力和安全生產。由於系統負壓，自V-312出口至V-311管線（大氣腿）中充滿水，保持壓力平衡，阻止空氣進入系統。
d）真空
真空系統作用是為反應系統抽取負壓，以有利於脫氫反應的進行。
真空系統有二套，一套為液環式真空/壓縮機組，用乙苯液體作動力；另一套為蒸汽噴射泵，作備用。該泵用0.6 MPa蒸汽作動力，一般在開車初期生產負荷低於6000kg/h時使用，或在液環式真空泵故障時臨時使用。
液環式真空/壓縮機組流程：
真空/壓縮機組用乙苯作動力，包括三台氧在線分析儀在內的聯鎖13套聯鎖。設備有二台泵（真空泵J-301、壓縮機J-302）、二台隔離液泵、二個分離罐、二台鹽冷器。真空泵鹽水流量為42.3 m3 /h，壓縮機換熱器鹽水流量為13.6 m3/h。
當用液環式真空/壓縮機對脫氫反應系統抽負壓時，吸入罐（V-312）出口氣體，進入真空泵（真空泵入口有一止回閥），與乙苯混合，氣、液混合物進入分離罐中，液相（主要是乙苯）經鹽冷器冷凝至40 ℃以下，繼續作真空泵動力，多餘部分排至地槽（V-413）；未凝氣體進入壓縮系統。
真空泵入口壓力一般在15~30kPa左右，真空過高，設備振動、雜訊大，易損壞設備。
未凝氣體進入壓縮機後，與乙苯混合，氣液混合物進入壓縮機分離罐中，不凝氣體壓力升高後去變壓吸附裝置（PSA）進一步分離氫氣外供；液相（主要是乙苯）經鹽冷器冷凝至50℃以下，繼續作壓縮機動力。
二台隔離液泵，分別形成自身循環系統，為真空泵、壓縮機提供潤滑冷卻用油。
二個分離罐中多餘液體排入地槽，地槽中的液體由氣動隔膜泵送至油水分離罐（V-307）。
真空/壓縮設備是從英國Hick Hargrea Ves公司進口的，具有使反應系統形成真空和尾氣增壓二種作用，設備自身帶有氧含量在線分析儀，監視系統氧含量（應低於體積分數0.1 %），以保證設備安全運行。
蒸汽噴射泵流程：
E-306不凝氣體首先進入吸入罐V-312，在此少量夾帶凝液分離後去V-307中；V-312頂部氣相去蒸汽噴射泵，與蒸汽混合後進入循環水冷凝器（E-309），冷凝下來的液相進入V-307，氣相進入循環水冷凝器（E-310），冷凝液進入V-307，不凝氣可到PSA裝置（或放空）。
e）污水汽提
自水泵（P-301）來的工藝污水進入F-1、預過濾器、聚結器，在此油水進一步分離。油相自流入油水分離罐（V-307），水相進入汽提塔預熱器（E-307），與汽提塔（T-301）頂來的氣相物料換熱，再經汽水混合器器加熱後進入T-301頂部。在塔內與塔底上升蒸汽接觸，進行傳質傳熱，油與蒸汽的混合物從塔頂餾出。經汽提塔預熱器（E-307）、冷凝器（E-308）進-步冷凝、冷卻後，凝液進入油水分離罐（V-307），不凝氣進入尾氣鹽冷器（E-306），使得汽提塔形成負壓。
T-301熱源：0.04 MPa蒸汽，當熱量不足時，由0.6 MPa蒸汽補充。
T-301底部汽提水進入污水罐（V-310），由汽提污水泵（P-303）將水分別送入乙苯預熱器（E-304A），加熱乙苯後去第三蒸汽過熱爐（F-303）的對流段取熱後，再去E-304B加熱乙苯物料，最後送至採暖水罐（V-318），然後去動力污水處理回用裝置；F-301對流段水去V-303罐，作E-302發生0.04 MPa、0.32 MPa蒸汽水源。
T-301塔為負壓塔，壓力由PIC-329控制，塔內為二段250Y填料。
此系統於2008年4月檢修時，為不影響生產，增加了停汽提塔時的流程。具體流程如下（流程圖附後）：
V-307罐凝水由P-301泵經LICA-304調節閥後向動力車間污水池供水（F-301對流段供水維持原流程不變）。
P-303泵向F-303對流段供水，經E-304B換熱後進入E-304A（或經E-427、E-313換熱後進入V-316）後，進入V-310罐由P-303泵向F-303供水。水不夠時可由工業水或動力回用污水補水。
P-307泵承擔向急冷供水和夏季空冷噴淋用水。汽提塔及聚結器系統保留原流程。
f）阻聚劑配製
DNBP配製系統：
自爐油泵（P-302）來爐油進入配製罐（V-304），DNBP（液相）從配製釜上部加入200 kg（一桶），配製成約質量分數10 %濃度的溶液，經攪拌釜攪拌30分鍾後，自流入計量罐（V-304A）中，由隔膜計量泵計量後（根據生產負荷，調整相應加入量），送至脫氫爐油中間罐（V-309）中，加入濃度為300~1000mg/kg。
TBC配製：自苯乙烯產品冷卻器（E-423）來的苯乙烯進入TBC配製罐（V-314），TBC粉末從配製釜上部加入5kg，配製成質量分數約0.4 %濃度溶液，經攪拌釜攪拌15分鍾後，自流入計量罐（V-314A）中，由隔膜計量泵（根據生產負荷，調整相應加入量）送至E-406氣相線，隨冷凝液同時進入苯乙烯成品中，控制苯乙烯產品中濃度在10~15mg/kg。
緩蝕劑配製：
將JCCR 1178緩蝕劑用脫鹽水配製成10 %WT的溶液。用計量泵將配製溶液適量注入至脫氫急冷水或精餾T-401塔、V-406迴流罐系統中。
g）氮氣循環系統
動力管網來的N2由第一蒸汽過熱爐（F-301）入口蒸汽管線進入脫氫系統，即三台爐（F-301、F-302、F-303）、三台反應器（R-301、R-302、R-303）、後冷系統（E-301、EC-301、E-305、E-306），最後至蒸汽噴射泵入口處N2循環閥門進入羅瓷風機。N2壓力提高至150~170kPa左右，至F-301入口DN150N2循環管線重新進入F-301，形成N2循環。
N2循環系統用於脫氫裝置開、停車時，反應器床層溫度低於300 ℃時的升溫、降溫。
1.1.3.2精餾系統
a）T-401塔
脫氫產出的爐油由FIC-401控制流量，經爐油泵（P-505）進入T-401塔進料預熱器（E-401）中，由殼程再沸器（E-405）0.3 MPa凝水預熱後，於塔的第三段填料層頂部進入粗苯乙烯塔（T-401）。輕組份苯、甲苯、乙苯混合物，自塔頂餾出，經循環水冷凝器（E-403A/B）冷凝。大部分組份被冷凝下來，進入迴流罐（V-401），未冷凝的氣相芳烴組份，繼續進入循環水冷凝器（E-422）、鹽冷器（E-404）進一步冷凝，冷凝液進入迴流罐（V-401）中；不凝氣至精餾機械真空泵系統。
V-401中的液相組份，由迴流泵（P-401）一部分打入塔頂作迴流，另一部分去循環乙苯塔（T-403）提純乙苯。T-401塔釜液組成為苯乙烯和焦油，由釜液泵（P-402）送至精苯乙烯塔（T-402），繼續分離。
T-401塔為負壓塔，加熱熱源為0.3 MPa蒸汽。
b）T-402塔
T-401的塔釜采出液從精苯乙烯塔（T-402）第二填料層頂部進入。塔頂組份為苯乙烯，純度可達質量分數99.8 %以上。氣相苯乙烯依次經循環水冷凝器（E-406）、鹽水冷凝器（E-407）冷凝，冷凝液進入迴流罐（V-403）；E-407中的不凝氣去精餾真空泵，與T-401塔共用一台真空泵。
來自TBC計量泵的TBC溶液，打入E-406入口氣相線，進入塔內，（也可直接進入苯乙烯成品罐中）。V-403中的苯乙烯，由迴流泵（P-403）一部分打入塔頂作迴流，另一部分采出經水冷器（E-423）和鹽冷器（E-424）冷卻，入苯乙烯中間罐（V-405A/B）。塔加熱熱源為0.3 MPa蒸汽。
塔釜焦油自流入苯乙烯蒸出釜（VF-401）中。蒸出釜由0.6 MPa蒸汽加熱，蒸出的部分苯乙烯經循環水冷凝器（E-409）、鹽冷器（E-410）冷凝後，凝液進入脫氫粗苯乙烯罐（V-309）；焦油裝車外售。VF-401A/B為真空操作，由精餾真空泵形成。
c）T-403塔
T-401塔頂產出的苯、甲苯、乙苯組份，在循環乙苯塔（T-403）的預熱器（E-411）中與T-403塔釜乙苯進行換熱，進入T-403塔底部第一段填料的上部，進行精餾。
塔頂蒸出的苯、甲苯，經循環水冷凝器（E-412）冷凝，凝液進入迴流罐（V-406）。一部分由P-405打至塔頂作迴流，另一部分產出入混合甲苯罐（V-410）。V-410中的混合甲苯用甲苯泵（P-408）送至動力罐區。
塔釜乙苯先進入E-411加熱進料，自身溫度下降，又經水冷器（E-425）冷卻後，去中倉乙苯貯罐（V-505A/B或V-507A/B）。此部分乙苯稱為循環乙苯。
T-403塔為常壓塔，加熱熱源為0.6 MPa蒸汽。
d）T-401、T-402、T-403再沸器凝水系統流程
1、來自E-405再沸器的凝水進入凝水罐（V-402）後，通過液位控制閥LIC-401向E-401爐油預熱器提供高溫凝水，換熱後的凝水通過TIC-402溫度控制閥匯集至V-416汽水分離器內。
來自E-408再沸器凝水進入凝水罐（V-404）後，通過LICA-405液位控制閥進入V-416汽水分離器內。
進入V-416汽水分離器內的高溫凝水閃蒸出0.1 Mpa蒸汽，可並入車間0.1 Mpa蒸汽管網或進入採暖水罐。
2、來自E-413凝水進入凝水罐（V-407）後，通過液位控制閥LICA-412使凝水到達V-417汽水分離器內。
來自E-303乙苯發生器0.6 Mpa管程加熱蒸汽產生的高溫凝結水進入位於裝置二樓的V-417汽水分離器內。
進入V-417汽水分離器內的高溫凝水閃蒸出0.1 Mpa蒸汽，可並入車間0.1 Mpa蒸汽管網或進入採暖水罐。
3、V-416、V-417汽水分離器內的凝水通過各自的調節閥組（LIC-416、LIC-417）控制進入位於裝置一樓的V-415閉式凝水回收罐內。
⑴通過V-415回收罐下部的兩台水泵將凝水直接提供給F-301對流段用水。
⑵凝結水進入E-427冷卻後一部分直接向急冷水供水，另一部分再次通過E-313鹽冷器冷卻後，經P-307泵可向急冷、噴淋供水。
⑶在滿足上述情況用水後，其餘部分通過調節閥LIC-415進入採暖水罐。
⑷當V-415回收罐內液位不足時，可通過打開工業水補水閥門方式補水，以滿足用水需求。
e）精餾真空泵流程
真空泵工作液為乙苯，系統帶有一台氣液分離罐和鹽水冷卻器。乙苯經鹽冷器冷卻至20 ℃以下進入真空泵，與來自鹽冷器E-404、E-407的不凝氣混合，氣液混合物一同進入氣液分離罐（V-420）中，液相流入脫氫油水分離罐（V-307）中，氣相從放空管線排出。
1.1.3.3中間罐區
中間罐區共有80m3罐10台、400m3球罐1台；乙苯泵2台，爐油泵2台，苯乙烯送出泵2台。其中，乙苯罐4台，位號：V-505A/B、V-507A/B；苯乙烯罐4台，位號：V-503A/B、V-511A/B；爐油罐3台，位號：V-509A/B、400m3球罐（1台）。乙苯泵位號：P-504A/B、爐油泵位號：P-505A/B、苯乙烯送出泵：位號P-506A/B。
苯乙烯貯罐於2003年7月~8月檢修時，改造為內浮頂罐。
乙苯罐自南罐區間斷接收乙苯物料，由中倉乙苯泵（P-504）送至脫氫工序；苯乙烯罐經分析合格後，送至南罐區；爐油罐收脫氫爐油泵（P-302）送來的爐油，經脫水後，由爐油泵（P-505）送至精餾工序。
乙苯泵（P-504）、爐油泵（P-505）、苯乙烯泵（P-506）放置在中倉泵房內。
1.1.3.4PSA系統
苯乙烯脫氫尾氣進入PSA系統有兩路流程：一路來自兩級液環泵出口，壓力為0.027 MPa，此氣體可直接去C-102（氫氣壓縮機）；另一路來自蒸氣噴射泵，出口壓力為常壓，經程式控制閥KV-107A、鼓風機（C101A、B，一開一備），加壓到0.027 MPa，再經冷卻器（E-101）冷卻至常溫後，兩路原料氣匯合後進入氣液分離器（V-107）分離掉氣體中所帶的機械水，再進入壓縮機（C-102A、B，一開一備）加壓到1.5 MPa。經壓縮後的原料氣先進入氣液分離器（V-101）分離掉氣體中所帶的機械水，再進入冷干機（D-101A、B，一開一備）降溫，粗脫除苯、甲苯、乙苯、苯乙烯和水等，脫除物經氣液分離器（V-102）進入貯液槽（V-106），經過冷干機分離後的原料氣經流量計（FICQ-101）計量後，進入由6吸附器（T101A~F）、一台均壓罐（V-103）及一系列程式控制閥等組成的變壓吸附制氫系統。PSA制氫系統採用6塔操作，2塔同時進料，3次均壓，抽空降壓解吸的工藝流程。原料氣出入口端自下而上通過2台正處於吸附狀態的吸附器，吸附器內裝填的吸附劑吸附原料氣中的強吸附組分CO2、CO、H2O等，弱吸附的氫氣等組份未被吸附，在吸附壓力下從吸附器頂部流出，得到產品氫氣，經流量計（FIQ-102）計量後送往界外。大部分CO2、CO、H2O及雜質被吸附在吸附劑上，通過減壓，使被吸附的CO2、CO、H2O及雜質從吸附劑上脫附，得到解吸氣，同時使吸附劑得到再生。
從吸附器入口端排出的解吸氣來自逆放和抽真空兩個步驟。逆放步驟中壓力較高的那部份逆放氣通過管道FG101，程式控制閥KV-109進入解吸氣緩沖罐（V-104），再通過管道FG103經調節閥（PV-104）穩壓後進入解吸氣混合罐（V-105）；抽真空步驟為逆向放壓結束後利用真空泵（P101A~C）將解吸氣抽空並壓縮後送入解吸氣混合罐（V-105），然後送出界外到工廠火炬管網。
C. 你對乙苯、苯乙烯裝置、重點部位及設備了解多少
單元組成與工藝流程
1、組成單元
苯乙烯裝置的基本組成單元為：乙苯單元、脫氫單元、苯乙烯精餾單元。
(1)乙苯單元
本單元由烷基化反應、烷基轉移反應和乙苯精餾部分構成。烷基化反應部分的任務是在分子篩催化劑的作用下使乙烯和苯烷基化生成乙苯、多乙苯等物質。烷基轉移反應部分的任務則是在分子篩催化劑的作用下使苯、多乙苯發生烷基轉移反應，生成乙苯。烷基化反應和烷基轉移反應部分的出料中含有乙苯、多乙苯、重質物及未反應的原料苯，都被送到乙苯精餾預分餾塔。由預分餾塔、苯塔、乙苯塔、多乙苯塔、脫非芳塔將反應產物分離成苯、乙苯、多乙苯和重質物。其中回收的苯返回到烷基化反應器和烷基轉移反應器，多乙苯返回到烷基轉移反應器。脫非芳塔則用於脫除進料和反應過程中生成的輕組分和輕非芳烴。
(2)脫氫單元
新鮮乙苯和從乙苯回收塔返回的循環乙苯與工藝凝液混合在一起，乙苯／水的混合物形成一種用來冷凝乙苯／苯乙烯分離塔頂氣相的共沸物。被蒸發的乙苯／水的混合物在乙苯／蒸汽過熱器中經反應物流加熱，與稀釋蒸汽混合，進入第一脫氫反應器。在新smart工藝，三個絕熱徑向反應器連續放在一起。第一反應器、第三反應器只裝脫氫催化劑，而第二反應器裝脫氫催化劑和氧化催化劑。混合物流進入第一反應器，部分乙苯脫氫生成苯乙烯。反應器人口設有高溫報警，當溫度超過650℃時，將停蒸汽過熱爐(正常為610—640℃)。由於反應是吸熱的，所以溫度在反應器中降低。
經過控制的富氧氣體和稀釋蒸汽進入到第一反應器流出物中，混合氣體在進入第二反應器之前，進入一個靜態混合器。在第二反應器，反應物首先經過氧化催化劑，部分氫氣被消耗。反應物在進入第二床層脫氫催化劑之前被氧化反應放出的熱量加熱。在氧化反應床層非常短的停留時間減少了副反應的發生。第二脫氫床層的乙苯生成苯乙烯。混合氣體經過一個靜態混合器進入第三反應器，在第三反應器，反應物首先經過反應器內的中間加熱器加熱反應物料，進入第三脫氫催化劑床層，的乙苯在脫氫催化劑床層轉化成苯乙烯。反應物流進人廢熱鍋爐(乙苯／蒸汽預熱器)，進一步換熱，產生中壓和低壓蒸汽，冷卻後的反應物經工藝凝液、空冷器進一步冷卻。
從空冷器中出來的氣相進一步冷卻，未冷凝的氣體在尾氣壓縮機中壓縮，冷卻作為燃料和殘油一起在蒸汽過熱爐中燃燒。一些碳氫化合物在洗滌塔通過殘油洗滌出來，汽提塔頂餾分返回主冷卻器。從主冷卻器和後冷器出來的物料進入脫氫液／水分離罐，脫氫液和水相分離。dm液(脫氫液)直接送到分離系統或儲罐。水相進入工藝凝液汽提塔，微量有機物被汽提出來，部分水用來冷卻從廢熱鍋爐出來的物料。工藝凝液汽提塔頂餾分在塔頂冷卻器冷卻後，進入dm／水分離罐。未冷凝的塔頂餾分排到後冷卻器中，汽提後的冷凝液過濾後，一部分過濾冷凝液用於乙苯和苯乙烯單元發生蒸汽，另外的送到界區外。
(3)苯乙烯精餾單元
在苯乙烯分離單元，dm液分離成循環乙苯，產品甲苯，循環苯，苯乙烯單體產品和焦油。使用4個分離塔和薄膜蒸發器。在乙苯／苯乙烯分離塔頂回收乙苯和輕組分，而苯乙烯產品和重組分在塔釜。塔釜乙苯含量很少，因乙苯是苯乙烯產品中的主要雜質。nsi阻聚劑加到乙苯／苯乙烯分離塔，防止苯乙烯聚合。為了減少聚合物生成，分離塔在負壓下操作。填料結構是為了降低塔的壓降。乙苯／苯乙烯分離塔塔釜物料進到苯乙烯塔，苯乙烯產品從塔頂出來，被冷卻。tbc阻聚劑為了抑制聚合，送到儲罐。苯乙烯塔也在負壓下操作，苯乙烯塔釜中的苯乙烯經薄膜蒸發器回收返回到苯乙烯塔。蒸發器頂部氣相返回到苯乙烯塔釜。苯乙烯單元的焦油和乙苯單元的殘油混合送到儲罐作為燃料或部分過濾後返回到乙苯／苯乙烯分離塔，降低nsi消耗。乙苯／苯乙烯塔頂氣相含有乙苯和輕組分，與乙苯／水的共沸物換熱後冷凝，排出的氣體進一步冷卻回收殘留的有機物，塔頂冷凝液送到乙苯回收塔。未轉化的乙苯返回到反應單元。乙苯回收塔頂餾分是苯和甲苯的混合物，在有些苯乙烯裝置，苯和甲苯混合物被送到界區外進一步分離。其他苯乙烯裝置有一個苯／甲苯分離塔，苯從塔頂分離出來，返回到乙苯單元。甲苯作為副產品。
2、工藝流程
化學反應過程
1．烷基化反應機理：在一定的溫度、壓力下，乙烯與苯在酸性催化劑上進行烷基化反應生成乙苯，同時，生成的乙苯還可以進一步與乙烯反應生成多乙苯。理論上說，可以生成從二乙苯一直到六乙苯。
2．烷基轉移機理
烷基轉移反應是在一定的溫度、壓力條件下，在酸性催化劑的作用下，多乙苯轉化成為乙苯的反應。理論上，所有的多乙苯都可以進行烷基轉移反應，但是實際上四乙苯幾乎不發生烷基轉移反應。烷基轉移反應是可逆的二級反應，受化學平衡限制。同烷基化反應一樣，烷基轉移反應也是發生在分子篩催化劑的酸性活性中心上。除了生成乙基苯外，還可生成重質化合物，從而導致物耗增加，乙苯收率下降。因此應最大可能地減少副反應的發生，維持苯過量可以獲得較高的轉化率和乙苯選擇性。
3．乙苯脫氫反應機理
乙苯在高溫和催化劑作用下，發生脫氫反應生成苯乙烯根據有關資料，上述的乙苯脫氫反應主要受化學平衡的控制，部分還受到擴散因素的控制。由於該反應為氣相的吸熱反應，平衡常數隨溫度升高而增加。
4．氧化反應機理
發生在脫氫床的反應是強吸熱的，並且通過催化劑床層溫降很大。在進入下一脫氫床層之前反應物必須被重新加熱到所需要的反應溫度。傳統的絕熱單元是通過反應出料和高溫蒸汽換熱達到目的的。氧化再加熱工藝通過反應付產物氫氣與氧氣反應釋放出能量實現溫度升高，從而達到反應溫度。氧化反應使用了專有催化劑，氧氣純度為90％，必須嚴格控制其注入速率。反應在氧化催化劑床層進行。此反應將氫氣脫除對生產苯乙烯工藝是有利的，原因有以下幾點：
(1)它為反應物料提供了熱量，使其達到下一級脫氫反應床層所要求的溫度。
(2)反應物中氫氣分壓降低，乙苯轉化率和苯乙烯選擇性提高。
氧化催化劑雖然對氫氣燃燒有很高的選擇性，但同時一小部分烴也被消耗了。
(四)主要操作條件及工藝技術特點
1、主要操作條件：因不同的工藝，操作條件不盡相同，表3—52列出一般生產工藝操作條件
2、工藝技術特點：
(1)與國內外先進水平相比：本裝置工藝路線的特點，在乙苯生產工藝上，採用液相分子篩循環烷基化生產乙苯工藝的原理，較之三氯化鋁法乙苯生產工藝，具有工藝先進、無環境污染、無腐蝕的特點。在苯乙烯生產工藝上，採用美國hunmus—monsanto開發的負壓脫氫和uop的氧化脫氫(smart) 工藝生產苯乙烯，並回收了乙苯／苯乙烯分離塔塔頂冷凝熱，由於採用了先進的脫氫催化劑及氧化催化劑，因此，乙苯轉化率較高，苯乙烯選擇性高，能耗、物耗比較低。
(2)化學反應的影響因素：在烷基化反應過程中，苯烯比(即進料苯與乙烯的分子比)、空速、反應溫度、水含量、反應壓力；在烷基轉移反應過程中，苯與多乙苯分子比、反應溫度、水含量、空速；在脫氫反應過程中，反應溫度、反應壓力、水比；在氧化反應過程中，氫氣的燃燒量、稀釋蒸汽／氧氣的比值均對化學反應產生較大影響，在生產過程中應注意操作和調整。
(五)催化劑及助劑
1．脫氫催化劑
不同的催化劑具有不同的活性和選擇性。一般催化劑有兩種類型：一種是高水比，高活性，低選擇性催化劑，另一種是低水比，活性適中，高選擇性催化劑。前者適用於公用工程便宜而原料較貴的地區，後者適用於公用工程較貴而原料便宜的地區。近年來，發展了一系列低水比，高活性，高選擇性催化劑。如美國聯合催化劑公司生產的g84c。我國上海石化院研製的gs—08，其水比為1．3。轉化率為62．7％，選擇性為94％，基本上達到了g84c的水平。
2．氧化催化劑
當氧化催化劑活性下降以至於達不到需要的床層出口溫度時，可能發生氧氣穿透。在設計時已經考慮了這一點，值得一提的是如果這種情況發生，未轉化的氧氣會離開氧化床進入脫氫床，氧氣將氧化脫氫催化劑表面的鐵，引起乙苯脫氫催化劑暫時失活。如果氧氣穿透終止脫氫催化劑能夠還原恢復活性。發生穿透後一部分氧不是與脫氫催化劑混合，而是無選擇的消耗其他反應物，減少產品產量。
3．無硫阻聚劑ns
無硫阻聚劑nsi的化學名稱為2，4—二硝基酚，分子式為(n02)：c6h30h，nsi用tda—401和da—403中防止苯乙烯高溫聚合。nsi的主要質量指標為純度≥98％。當其純度不合格時，配製的nsi溶液有效成分低，將使da—401塔底nsi濃度實際上低於1500x10—6（質量)，而影響阻聚效果，嚴重時甚至造成da—401／403塔底物黏度過大，無法加熱，被迫停車置換塔內物料。因此必須嚴格監控nsi內有效成分2，4—二硝基酚的含量。
4．產品阻聚劑tbc
產品阻聚劑tbc的化學名稱為4—特丁基—鄰苯二酚／甲醇溶液。用於苯乙烯產品中，防止或減少在儲運過程中的聚合。tbc的主要質量指標是揮發度，即其中所含甲醇量。當所含甲醇過高時，配製後實際進入苯乙烯產品是4—特丁基—鄰苯二酚量低，影響阻聚劑效果，而造成苯乙烯產品中聚合物含量超標(≤10x10—6)。
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