发布时间 : 星期三 文章POSM工艺流程说明更新完毕开始阅读d3bd8d02487302768e9951e79b89680203d86b08
2.2 工艺说明 2.2.1 工艺生产方法
POSM 装置以丙烯和乙苯为原料，采用共氧化法生产环氧丙烷和苯乙烯单体。下面所 示的简化方块总流程图描述了采用均相钼基环氧化催化剂的 POSM 技术。
POSM工艺流程方块图
空气
EB
催化剂 丙烯
100 氧化
EBHP MBA ACP EB
200 浓缩
EBHP MBA ACP EB
300
环氧化/C3分离
粗PO
400 PO精制
PO产品
EB MBA
MBA ACP EB
700 ACP加氢
ACP
600
MBA脱水/SM精制
ACP
500
MBA EB吸收/MBA分馏
EB
氢气
EB:乙苯
SM产品
EBHP:乙苯过氧化氢 ACP:苯乙酮 MBA:甲基苄醇
PO:环氧丙烷 SM:苯乙烯
2.2.2 工艺流程说明 2.2.2.1 过氧化反应（100）
100 单元的目的是通过乙苯与空气中的氧在液相发生过氧化放热反应生成乙苯过氧 化氢（EBHP），反应方程式如下：
在 145℃和 0.24MPaG 下，乙苯和空气中的氧通过两个非催化、液相、串联氧化反应 器反应生成乙苯过氧化氢（EBHP）。副产物主要是甲基苄醇（苯乙醇）（MBA）和苯乙酮 （ACP），此外还有醛、酚、酸和酯以及重组分等，通过保持乙苯低转化率以减少副产品的 生成。经过每个反应器的转化率为 5-10%，经过两个反应器后 EBHP 的浓度为 8-10%wt。 液相反应产物从反应器出来送至 200 浓缩单元，反应器顶部气相进入到乙苯回收塔底部与 顶部的新鲜乙苯以及和来自 200 和 500 单元的循环乙苯逆流接触以回收反应热。冷凝下来
的乙苯、新鲜乙苯以及循环乙苯从乙苯回收塔底部进入到氧化反应器作为液相进料。空气 通过空气压缩机鼓泡进入反应器。反应循环气通过循环气压缩机在反应器和乙苯回收塔之 间建立循环气回路以控制反应的温度，循环气通过分布器进入到反应器。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（废碱液来源 1：酚、有机杂质、环氧化催化剂）
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。 2.2.2.4 PO 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。
2.2.2.5 EB 回收/MBA 分馏（500）（废碱液来源 2：有机酸及酚）
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）（废碱液来源 3-苯乙烯精制流程:酸性催化剂、有 机酸、酚）
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。
2.2.2.7 ACP 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。