大师作文网苯乙烯装置复杂吗
来源：学生作业帮 编辑：大师作文网作业帮 分类：化学作业 时间：2024/11/19 08:03:56
苯乙烯装置复杂吗
很复杂.
工艺流程说明——脱氢工序
a）过热蒸汽系统
0.6 MPa的蒸汽经蒸汽缓冲罐（V-301）脱水后进入蒸汽过热炉（F-301）过热,去第三反应器（R-303）顶部热交换器,将第二反应器（R-302）出来的反应混合物预热到615 ℃,蒸汽去过热炉（F-302）过热,然后进入第二反应器（R-302）顶热交换器,将第一反应器（R-301）出口反应混合物加热至615 ℃.蒸汽去过热炉（F-303）过热后,去第一反应器（R-301）,与乙苯、一次配汽混合后,依次进入R-301催化剂床层、R-302催化剂床层、R-303催化剂床层进行乙苯脱氢反应.
F-301、F-302、F-303三台炉燃料气气来自石油一厂管网.燃料气自管网进入动力车间燃料气罐,脱液后,进入苯乙烯装置燃料气罐（V-313）.经V-313缓冲后,分别去F-301、F-302、F-303为炉子提供热量.
b）乙苯脱氢反应系统
乙苯由FIC-313控制流量进入乙苯预热器（E-304A、E-304B）,被来自F-303的水加热后,进入乙苯蒸发器（E-303）,与来自管网的0.6 MPa蒸汽（一次配汽）混合,同时由壳程0.6 MPa蒸汽加热汽化约105℃.
汽化后的乙苯、蒸汽混合物进入乙苯过热器（E-301）被来自第三反应器（R-303）的反应混合气体加热到约500 ℃左右,进入第一反应器（R-301）,与来自第三蒸汽过热炉（F-303）的过热蒸汽混合均匀,混合后的温度达到600 ℃左右（催化剂从初期到末期温度逐渐上升,其出口温度也上升）,在催化剂床层进行乙苯绝热脱氢反应,乙苯转化率约40 %,反应后的气体温度降至540 ℃左右.此混合气继续到第二反应器（R-302）顶部中间再热器,被来自第二蒸汽过热炉（F-302）的过热蒸汽加热至605 ℃左右,进入催化剂床层继续进行乙苯脱氢反应,总转化率达到约60 %.反应后,混合气温度降至578 ℃左右.此部分混合气再次进入第三反应器（R-303）顶部再热器,被来自第一蒸汽过热炉（F-301）的过热蒸汽加热,温度上升至610 ℃左右,进入第三反应器（R-303）催化剂床层,继续进行乙苯脱氢反应,第三反应器（R-303）出口总转化率约70 %.
自第三反应器（R-303）出来的反应气体,进入乙苯过热器（E-301）加热乙苯与蒸汽的混合气后,自身温度下降至300~320 ℃,再进入蒸汽发生器（E-302）管程进行换热.在E-302下段,产生0.32 MPa（表）蒸汽；在E-302上段,产生0.04 MPa（表）蒸汽.
0.32 MPa蒸汽去管网,作精馏系统热源；0.04 MPa蒸汽去汽提塔（T-301）作热源.
c）冷凝分离
反应混合气体产生0.32 MPa、0.04 MPa蒸汽后,温度下降,被来自工艺凝水泵（P-301）来的急冷水增湿急冷,温度下降至70 ℃左右,分别进入四组空气冷却器（EC-301）,温度降至55 ℃以下,进入气液分离罐（V-306）进行气、液分离.
V-306中的冷凝液进入油水分离罐（V-307）进行油水分离.V-307为隔板式分离器,油、水混合物在此靠密度差分层.当油位高过隔板高度时,进入油相区,自流至炉油罐（V-309）,与阻聚剂混合后,由炉油泵（P-302）送至中仓球罐（或V-509罐）.由于V-306为负压,而V-307为正压,`故V-306至V-307管线中,存有一定高度的液体（其高度与两罐的压差有关）；V-307中的水由泵（P-301）送至汽提系统进一步汽提水中的芳烃.
V-306中的气相依次进入循环水冷凝器（E-305）、盐水冷凝器（E-306）冷凝,冷凝液相也进入V-307进行油水分离；不凝气进入尾气分离罐（V-312）,在V-312出口有三个阀门,分别控制尾气至蒸汽喷射泵抽真空系统、液环泵抽真空系统、尾气放空罐（V-311）放空系统.
当脱氢反应系统为正压操作时,V-311水放掉,尾气由V-311放空；当脱氢反应系统为负压操作时,V-311中充水,V-311有一工业水补充管线,防止罐内缺水,空气进入尾气系统,影响系统压力和安全生产.由于系统负压,自V-312出口至V-311管线（大气腿）中充满水,保持压力平衡,阻止空气进入系统.
d）真空
真空系统作用是为反应系统抽取负压,以有利于脱氢反应的进行.
真空系统有二套,一套为液环式真空/压缩机组,用乙苯液体作动力；另一套为蒸汽喷射泵,作备用.该泵用0.6 MPa蒸汽作动力,一般在开车初期生产负荷低于6000kg/h时使用,或在液环式真空泵故障时临时使用.
液环式真空/压缩机组流程：
真空/压缩机组用乙苯作动力,包括三台氧在线分析仪在内的联锁13套联锁.设备有二台泵（真空泵J-301、压缩机J-302）、二台隔离液泵、二个分离罐、二台盐冷器.真空泵盐水流量为42.3 m3 /h,压缩机换热器盐水流量为13.6 m3/h.
当用液环式真空/压缩机对脱氢反应系统抽负压时,吸入罐（V-312）出口气体,进入真空泵（真空泵入口有一止回阀）,与乙苯混合,气、液混合物进入分离罐中,液相（主要是乙苯）经盐冷器冷凝至40 ℃以下,继续作真空泵动力,多余部分排至地槽（V-413）；未凝气体进入压缩系统.
真空泵入口压力一般在15~30kPa左右,真空过高,设备振动、噪声大,易损坏设备.
未凝气体进入压缩机后,与乙苯混合,气液混合物进入压缩机分离罐中,不凝气体压力升高后去变压吸附装置（PSA）进一步分离氢气外供；液相（主要是乙苯）经盐冷器冷凝至50℃以下,继续作压缩机动力.
二台隔离液泵,分别形成自身循环系统,为真空泵、压缩机提供润滑冷却用油.
二个分离罐中多余液体排入地槽,地槽中的液体由气动隔膜泵送至油水分离罐（V-307）.
真空/压缩设备是从英国Hick Hargrea Ves公司进口的,具有使反应系统形成真空和尾气增压二种作用,设备自身带有氧含量在线分析仪,监视系统氧含量（应低于体积分数0.1 %）,以保证设备安全运行.
蒸汽喷射泵流程：
E-306不凝气体首先进入吸入罐V-312,在此少量夹带凝液分离后去V-307中；V-312顶部气相去蒸汽喷射泵,与蒸汽混合后进入循环水冷凝器（E-309）,冷凝下来的液相进入V-307,气相进入循环水冷凝器（E-310）,冷凝液进入V-307,不凝气可到PSA装置（或放空）.
e）污水汽提
自水泵（P-301）来的工艺污水进入F-1、预过滤器、聚结器,在此油水进一步分离.油相自流入油水分离罐（V-307）,水相进入汽提塔预热器（E-307）,与汽提塔（T-301）顶来的气相物料换热,再经汽水混合器器加热后进入T-301顶部.在塔内与塔底上升蒸汽接触,进行传质传热,油与蒸汽的混合物从塔顶馏出.经汽提塔预热器（E-307）、冷凝器（E-308）进-步冷凝、冷却后,凝液进入油水分离罐（V-307）,不凝气进入尾气盐冷器（E-306）,使得汽提塔形成负压.
T-301热源：0.04 MPa蒸汽,当热量不足时,由0.6 MPa蒸汽补充.
T-301底部汽提水进入污水罐（V-310）,由汽提污水泵（P-303）将水分别送入乙苯预热器（E-304A）,加热乙苯后去第三蒸汽过热炉（F-303）的对流段取热后,再去E-304B加热乙苯物料,最后送至采暖水罐（V-318）,然后去动力污水处理回用装置；F-301对流段水去V-303罐,作E-302发生0.04 MPa、0.32 MPa蒸汽水源.
T-301塔为负压塔,压力由PIC-329控制,塔内为二段250Y填料.
此系统于2008年4月检修时,为不影响生产,增加了停汽提塔时的流程.具体流程如下（流程图附后）：
V-307罐凝水由P-301泵经LICA-304调节阀后向动力车间污水池供水（F-301对流段供水维持原流程不变）.
P-303泵向F-303对流段供水,经E-304B换热后进入E-304A（或经E-427、E-313换热后进入V-316）后,进入V-310罐由P-303泵向F-303供水.水不够时可由工业水或动力回用污水补水.
P-307泵承担向急冷供水和夏季空冷喷淋用水.汽提塔及聚结器系统保留原流程.
f）阻聚剂配制
DNBP配制系统：
自炉油泵（P-302）来炉油进入配制罐（V-304）,DNBP（液相）从配制釜上部加入200 kg（一桶）,配制成约质量分数10 %浓度的溶液,经搅拌釜搅拌30分钟后,自流入计量罐（V-304A）中,由隔膜计量泵计量后（根据生产负荷,调整相应加入量）,送至脱氢炉油中间罐（V-309）中,加入浓度为300~1000mg/kg.
TBC配制：自苯乙烯产品冷却器（E-423）来的苯乙烯进入TBC配制罐（V-314）,TBC粉末从配制釜上部加入5kg,配制成质量分数约0.4 %浓度溶液,经搅拌釜搅拌15分钟后,自流入计量罐（V-314A）中,由隔膜计量泵（根据生产负荷,调整相应加入量）送至E-406气相线,随冷凝液同时进入苯乙烯成品中,控制苯乙烯产品中浓度在10~15mg/kg.
缓蚀剂配制：
将JCCR 1178缓蚀剂用脱盐水配制成10 %WT的溶液.用计量泵将配制溶液适量注入至脱氢急冷水或精馏T-401塔、V-406回流罐系统中.
g）氮气循环系统
动力管网来的N2由第一蒸汽过热炉（F-301）入口蒸汽管线进入脱氢系统,即三台炉（F-301、F-302、F-303）、三台反应器（R-301、R-302、R-303）、后冷系统（E-301、EC-301、E-305、E-306）,最后至蒸汽喷射泵入口处N2循环阀门进入罗瓷风机.N2压力提高至150~170kPa左右,至F-301入口DN150N2循环管线重新进入F-301,形成N2循环.
N2循环系统用于脱氢装置开、停车时,反应器床层温度低于300 ℃时的升温、降温.
1.1.3.2 精馏系统
a）T-401塔
脱氢产出的炉油由FIC-401控制流量,经炉油泵（P-505）进入T-401塔进料预热器（E-401）中,由壳程再沸器（E-405）0.3 MPa凝水预热后,于塔的第三段填料层顶部进入粗苯乙烯塔（T-401）.轻组份苯、甲苯、乙苯混合物,自塔顶馏出,经循环水冷凝器（E-403A/B）冷凝.大部分组份被冷凝下来,进入回流罐（V-401）,未冷凝的气相芳烃组份,继续进入循环水冷凝器（E-422）、盐冷器（E-404）进一步冷凝,冷凝液进入回流罐（V-401）中；不凝气至精馏机械真空泵系统.
V-401中的液相组份,由回流泵（P-401）一部分打入塔顶作回流,另一部分去循环乙苯塔（T-403）提纯乙苯.T-401塔釜液组成为苯乙烯和焦油,由釜液泵（P-402）送至精苯乙烯塔（T-402）,继续分离.
T-401塔为负压塔,加热热源为0.3 MPa蒸汽.
b）T-402塔
T-401的塔釜采出液从精苯乙烯塔（T-402）第二填料层顶部进入.塔顶组份为苯乙烯,纯度可达质量分数99.8 %以上.气相苯乙烯依次经循环水冷凝器（E-406）、盐水冷凝器（E-407）冷凝,冷凝液进入回流罐（V-403）；E-407中的不凝气去精馏真空泵,与T-401塔共用一台真空泵.
来自TBC计量泵的TBC溶液,打入E-406入口气相线,进入塔内,（也可直接进入苯乙烯成品罐中）.V-403中的苯乙烯,由回流泵（P-403）一部分打入塔顶作回流,另一部分采出经水冷器（E-423）和盐冷器（E-424）冷却,入苯乙烯中间罐（V-405A/B）.塔加热热源为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蒸汽加热,蒸出的部分苯乙烯经循环水冷凝器（E-409）、盐冷器（E-410）冷凝后,凝液进入脱氢粗苯乙烯罐（V-309）；焦油装车外售.VF-401A/B为真空操作,由精馏真空泵形成.
c）T-403塔
T-401塔顶产出的苯、甲苯、乙苯组份,在循环乙苯塔（T-403）的预热器（E-411）中与T-403塔釜乙苯进行换热,进入T-403塔底部第一段填料的上部,进行精馏.
塔顶蒸出的苯、甲苯,经循环水冷凝器（E-412）冷凝,凝液进入回流罐（V-406）.一部分由P-405打至塔顶作回流,另一部分产出入混合甲苯罐（V-410）.V-410中的混合甲苯用甲苯泵（P-408）送至动力罐区.
塔釜乙苯先进入E-411加热进料,自身温度下降,又经水冷器（E-425）冷却后,去中仓乙苯贮罐（V-505A/B或V-507A/B）.此部分乙苯称为循环乙苯.
T-403塔为常压塔,加热热源为0.6 MPa蒸汽.
d）T-401、T-402、T-403再沸器凝水系统流程
1、来自E-405再沸器的凝水进入凝水罐（V-402）后,通过液位控制阀LIC-401向E-401炉油预热器提供高温凝水,换热后的凝水通过TIC-402温度控制阀汇集至V-416汽水分离器内.
来自E-408再沸器凝水进入凝水罐（V-404）后,通过LICA-405液位控制阀进入V-416汽水分离器内.
进入V-416汽水分离器内的高温凝水闪蒸出0.1 Mpa蒸汽,可并入车间0.1 Mpa蒸汽管网或进入采暖水罐.
2、来自E-413凝水进入凝水罐（V-407）后,通过液位控制阀LICA-412使凝水到达V-417汽水分离器内.
来自E-303乙苯发生器0.6 Mpa管程加热蒸汽产生的高温凝结水进入位于装置二楼的V-417汽水分离器内.
进入V-417汽水分离器内的高温凝水闪蒸出0.1 Mpa蒸汽,可并入车间0.1 Mpa蒸汽管网或进入采暖水罐.
3、V-416、V-417汽水分离器内的凝水通过各自的调节阀组（LIC-416、LIC-417）控制进入位于装置一楼的V-415闭式凝水回收罐内.
⑴通过V-415回收罐下部的两台水泵将凝水直接提供给F-301对流段用水.
⑵凝结水进入E-427冷却后一部分直接向急冷水供水,另一部分再次通过E-313盐冷器冷却后,经P-307泵可向急冷、喷淋供水.
⑶在满足上述情况用水后,其余部分通过调节阀LIC-415进入采暖水罐.
⑷当V-415回收罐内液位不足时,可通过打开工业水补水阀门方式补水,以满足用水需求.
e）精馏真空泵流程
真空泵工作液为乙苯,系统带有一台气液分离罐和盐水冷却器.乙苯经盐冷器冷却至20 ℃以下进入真空泵,与来自盐冷器E-404、E-407的不凝气混合,气液混合物一同进入气液分离罐（V-420）中,液相流入脱氢油水分离罐（V-307）中,气相从放空管线排出.
1.1.3.3 中间罐区
中间罐区共有80m3罐10台、400m3球罐1台；乙苯泵2台,炉油泵2台,苯乙烯送出泵2台.其中,乙苯罐4台,位号：V-505A/B、V-507A/B；苯乙烯罐4台,位号：V-503A/B、V-511A/B；炉油罐3台,位号：V-509A/B、400m3球罐（1台）.乙苯泵位号：P-504A/B、炉油泵位号：P-505A/B、苯乙烯送出泵：位号P-506A/B.
苯乙烯贮罐于2003年7月~8月检修时,改造为内浮顶罐.
乙苯罐自南罐区间断接收乙苯物料,由中仓乙苯泵（P-504）送至脱氢工序；苯乙烯罐经分析合格后,送至南罐区；炉油罐收脱氢炉油泵（P-302）送来的炉油,经脱水后,由炉油泵（P-505）送至精馏工序.
乙苯泵（P-504）、炉油泵（P-505）、苯乙烯泵（P-506）放置在中仓泵房内.
1.1.3.4 PSA系统
苯乙烯脱氢尾气进入PSA系统有两路流程：一路来自两级液环泵出口,压力为0.027 MPa,此气体可直接去C-102（氢气压缩机）；另一路来自蒸气喷射泵,出口压力为常压,经程控阀KV-107A、鼓风机（C101A、B,一开一备）,加压到0.027 MPa,再经冷却器（E-101）冷却至常温后,两路原料气汇合后进入气液分离器（V-107）分离掉气体中所带的机械水,再进入压缩机（C-102A、B,一开一备）加压到1.5 MPa.经压缩后的原料气先进入气液分离器（V-101）分离掉气体中所带的机械水,再进入冷干机（D-101A、B,一开一备）降温,粗脱除苯、甲苯、乙苯、苯乙烯和水等,脱除物经气液分离器（V-102）进入贮液槽（V-106）,经过冷干机分离后的原料气经流量计（FICQ-101）计量后,进入由6吸附器（T101A~F）、一台均压罐（V-103）及一系列程控阀等组成的变压吸附制氢系统.PSA制氢系统采用6塔操作,2塔同时进料,3次均压,抽空降压解吸的工艺流程.原料气出入口端自下而上通过2台正处于吸附状态的吸附器,吸附器内装填的吸附剂吸附原料气中的强吸附组分CO2、CO、H2O等,弱吸附的氢气等组份未被吸附,在吸附压力下从吸附器顶部流出,得到产品氢气,经流量计（FIQ-102）计量后送往界外.大部分CO2、CO、H2O及杂质被吸附在吸附剂上,通过减压,使被吸附的CO2、CO、H2O及杂质从吸附剂上脱附,得到解吸气,同时使吸附剂得到再生.
从吸附器入口端排出的解吸气来自逆放和抽真空两个步骤.逆放步骤中压力较高的那部份逆放气通过管道FG101,程控阀KV-109进入解吸气缓冲罐（V-104）,再通过管道FG103经调节阀（PV-104）稳压后进入解吸气混合罐（V-105）；抽真空步骤为逆向放压结束后利用真空泵（P101A~C）将解吸气抽空并压缩后送入解吸气混合罐（V-105）,然后送出界外到工厂火炬管网.
工艺流程说明——脱氢工序
a）过热蒸汽系统
0.6 MPa的蒸汽经蒸汽缓冲罐（V-301）脱水后进入蒸汽过热炉（F-301）过热,去第三反应器（R-303）顶部热交换器,将第二反应器（R-302）出来的反应混合物预热到615 ℃,蒸汽去过热炉（F-302）过热,然后进入第二反应器（R-302）顶热交换器,将第一反应器（R-301）出口反应混合物加热至615 ℃.蒸汽去过热炉（F-303）过热后,去第一反应器（R-301）,与乙苯、一次配汽混合后,依次进入R-301催化剂床层、R-302催化剂床层、R-303催化剂床层进行乙苯脱氢反应.
F-301、F-302、F-303三台炉燃料气气来自石油一厂管网.燃料气自管网进入动力车间燃料气罐,脱液后,进入苯乙烯装置燃料气罐（V-313）.经V-313缓冲后,分别去F-301、F-302、F-303为炉子提供热量.
b）乙苯脱氢反应系统
乙苯由FIC-313控制流量进入乙苯预热器（E-304A、E-304B）,被来自F-303的水加热后,进入乙苯蒸发器（E-303）,与来自管网的0.6 MPa蒸汽（一次配汽）混合,同时由壳程0.6 MPa蒸汽加热汽化约105℃.
汽化后的乙苯、蒸汽混合物进入乙苯过热器（E-301）被来自第三反应器（R-303）的反应混合气体加热到约500 ℃左右,进入第一反应器（R-301）,与来自第三蒸汽过热炉（F-303）的过热蒸汽混合均匀,混合后的温度达到600 ℃左右（催化剂从初期到末期温度逐渐上升,其出口温度也上升）,在催化剂床层进行乙苯绝热脱氢反应,乙苯转化率约40 %,反应后的气体温度降至540 ℃左右.此混合气继续到第二反应器（R-302）顶部中间再热器,被来自第二蒸汽过热炉（F-302）的过热蒸汽加热至605 ℃左右,进入催化剂床层继续进行乙苯脱氢反应,总转化率达到约60 %.反应后,混合气温度降至578 ℃左右.此部分混合气再次进入第三反应器（R-303）顶部再热器,被来自第一蒸汽过热炉（F-301）的过热蒸汽加热,温度上升至610 ℃左右,进入第三反应器（R-303）催化剂床层,继续进行乙苯脱氢反应,第三反应器（R-303）出口总转化率约70 %.
自第三反应器（R-303）出来的反应气体,进入乙苯过热器（E-301）加热乙苯与蒸汽的混合气后,自身温度下降至300~320 ℃,再进入蒸汽发生器（E-302）管程进行换热.在E-302下段,产生0.32 MPa（表）蒸汽；在E-302上段,产生0.04 MPa（表）蒸汽.
0.32 MPa蒸汽去管网,作精馏系统热源；0.04 MPa蒸汽去汽提塔（T-301）作热源.
c）冷凝分离
反应混合气体产生0.32 MPa、0.04 MPa蒸汽后,温度下降,被来自工艺凝水泵（P-301）来的急冷水增湿急冷,温度下降至70 ℃左右,分别进入四组空气冷却器（EC-301）,温度降至55 ℃以下,进入气液分离罐（V-306）进行气、液分离.
V-306中的冷凝液进入油水分离罐（V-307）进行油水分离.V-307为隔板式分离器,油、水混合物在此靠密度差分层.当油位高过隔板高度时,进入油相区,自流至炉油罐（V-309）,与阻聚剂混合后,由炉油泵（P-302）送至中仓球罐（或V-509罐）.由于V-306为负压,而V-307为正压,`故V-306至V-307管线中,存有一定高度的液体（其高度与两罐的压差有关）；V-307中的水由泵（P-301）送至汽提系统进一步汽提水中的芳烃.
V-306中的气相依次进入循环水冷凝器（E-305）、盐水冷凝器（E-306）冷凝,冷凝液相也进入V-307进行油水分离；不凝气进入尾气分离罐（V-312）,在V-312出口有三个阀门,分别控制尾气至蒸汽喷射泵抽真空系统、液环泵抽真空系统、尾气放空罐（V-311）放空系统.
当脱氢反应系统为正压操作时,V-311水放掉,尾气由V-311放空；当脱氢反应系统为负压操作时,V-311中充水,V-311有一工业水补充管线,防止罐内缺水,空气进入尾气系统,影响系统压力和安全生产.由于系统负压,自V-312出口至V-311管线（大气腿）中充满水,保持压力平衡,阻止空气进入系统.
d）真空
真空系统作用是为反应系统抽取负压,以有利于脱氢反应的进行.
真空系统有二套,一套为液环式真空/压缩机组,用乙苯液体作动力；另一套为蒸汽喷射泵,作备用.该泵用0.6 MPa蒸汽作动力,一般在开车初期生产负荷低于6000kg/h时使用,或在液环式真空泵故障时临时使用.
液环式真空/压缩机组流程：
真空/压缩机组用乙苯作动力,包括三台氧在线分析仪在内的联锁13套联锁.设备有二台泵（真空泵J-301、压缩机J-302）、二台隔离液泵、二个分离罐、二台盐冷器.真空泵盐水流量为42.3 m3 /h,压缩机换热器盐水流量为13.6 m3/h.
当用液环式真空/压缩机对脱氢反应系统抽负压时,吸入罐（V-312）出口气体,进入真空泵（真空泵入口有一止回阀）,与乙苯混合,气、液混合物进入分离罐中,液相（主要是乙苯）经盐冷器冷凝至40 ℃以下,继续作真空泵动力,多余部分排至地槽（V-413）；未凝气体进入压缩系统.
真空泵入口压力一般在15~30kPa左右,真空过高,设备振动、噪声大,易损坏设备.
未凝气体进入压缩机后,与乙苯混合,气液混合物进入压缩机分离罐中,不凝气体压力升高后去变压吸附装置（PSA）进一步分离氢气外供；液相（主要是乙苯）经盐冷器冷凝至50℃以下,继续作压缩机动力.
二台隔离液泵,分别形成自身循环系统,为真空泵、压缩机提供润滑冷却用油.
二个分离罐中多余液体排入地槽,地槽中的液体由气动隔膜泵送至油水分离罐（V-307）.
真空/压缩设备是从英国Hick Hargrea Ves公司进口的,具有使反应系统形成真空和尾气增压二种作用,设备自身带有氧含量在线分析仪,监视系统氧含量（应低于体积分数0.1 %）,以保证设备安全运行.
蒸汽喷射泵流程：
E-306不凝气体首先进入吸入罐V-312,在此少量夹带凝液分离后去V-307中；V-312顶部气相去蒸汽喷射泵,与蒸汽混合后进入循环水冷凝器（E-309）,冷凝下来的液相进入V-307,气相进入循环水冷凝器（E-310）,冷凝液进入V-307,不凝气可到PSA装置（或放空）.
e）污水汽提
自水泵（P-301）来的工艺污水进入F-1、预过滤器、聚结器,在此油水进一步分离.油相自流入油水分离罐（V-307）,水相进入汽提塔预热器（E-307）,与汽提塔（T-301）顶来的气相物料换热,再经汽水混合器器加热后进入T-301顶部.在塔内与塔底上升蒸汽接触,进行传质传热,油与蒸汽的混合物从塔顶馏出.经汽提塔预热器（E-307）、冷凝器（E-308）进-步冷凝、冷却后,凝液进入油水分离罐（V-307）,不凝气进入尾气盐冷器（E-306）,使得汽提塔形成负压.
T-301热源：0.04 MPa蒸汽,当热量不足时,由0.6 MPa蒸汽补充.
T-301底部汽提水进入污水罐（V-310）,由汽提污水泵（P-303）将水分别送入乙苯预热器（E-304A）,加热乙苯后去第三蒸汽过热炉（F-303）的对流段取热后,再去E-304B加热乙苯物料,最后送至采暖水罐（V-318）,然后去动力污水处理回用装置；F-301对流段水去V-303罐,作E-302发生0.04 MPa、0.32 MPa蒸汽水源.
T-301塔为负压塔,压力由PIC-329控制,塔内为二段250Y填料.
此系统于2008年4月检修时,为不影响生产,增加了停汽提塔时的流程.具体流程如下（流程图附后）：
V-307罐凝水由P-301泵经LICA-304调节阀后向动力车间污水池供水（F-301对流段供水维持原流程不变）.
P-303泵向F-303对流段供水,经E-304B换热后进入E-304A（或经E-427、E-313换热后进入V-316）后,进入V-310罐由P-303泵向F-303供水.水不够时可由工业水或动力回用污水补水.
P-307泵承担向急冷供水和夏季空冷喷淋用水.汽提塔及聚结器系统保留原流程.
f）阻聚剂配制
DNBP配制系统：
自炉油泵（P-302）来炉油进入配制罐（V-304）,DNBP（液相）从配制釜上部加入200 kg（一桶）,配制成约质量分数10 %浓度的溶液,经搅拌釜搅拌30分钟后,自流入计量罐（V-304A）中,由隔膜计量泵计量后（根据生产负荷,调整相应加入量）,送至脱氢炉油中间罐（V-309）中,加入浓度为300~1000mg/kg.
TBC配制：自苯乙烯产品冷却器（E-423）来的苯乙烯进入TBC配制罐（V-314）,TBC粉末从配制釜上部加入5kg,配制成质量分数约0.4 %浓度溶液,经搅拌釜搅拌15分钟后,自流入计量罐（V-314A）中,由隔膜计量泵（根据生产负荷,调整相应加入量）送至E-406气相线,随冷凝液同时进入苯乙烯成品中,控制苯乙烯产品中浓度在10~15mg/kg.
缓蚀剂配制：
将JCCR 1178缓蚀剂用脱盐水配制成10 %WT的溶液.用计量泵将配制溶液适量注入至脱氢急冷水或精馏T-401塔、V-406回流罐系统中.
g）氮气循环系统
动力管网来的N2由第一蒸汽过热炉（F-301）入口蒸汽管线进入脱氢系统,即三台炉（F-301、F-302、F-303）、三台反应器（R-301、R-302、R-303）、后冷系统（E-301、EC-301、E-305、E-306）,最后至蒸汽喷射泵入口处N2循环阀门进入罗瓷风机.N2压力提高至150~170kPa左右,至F-301入口DN150N2循环管线重新进入F-301,形成N2循环.
N2循环系统用于脱氢装置开、停车时,反应器床层温度低于300 ℃时的升温、降温.
1.1.3.2 精馏系统
a）T-401塔
脱氢产出的炉油由FIC-401控制流量,经炉油泵（P-505）进入T-401塔进料预热器（E-401）中,由壳程再沸器（E-405）0.3 MPa凝水预热后,于塔的第三段填料层顶部进入粗苯乙烯塔（T-401）.轻组份苯、甲苯、乙苯混合物,自塔顶馏出,经循环水冷凝器（E-403A/B）冷凝.大部分组份被冷凝下来,进入回流罐（V-401）,未冷凝的气相芳烃组份,继续进入循环水冷凝器（E-422）、盐冷器（E-404）进一步冷凝,冷凝液进入回流罐（V-401）中；不凝气至精馏机械真空泵系统.
V-401中的液相组份,由回流泵（P-401）一部分打入塔顶作回流,另一部分去循环乙苯塔（T-403）提纯乙苯.T-401塔釜液组成为苯乙烯和焦油,由釜液泵（P-402）送至精苯乙烯塔（T-402）,继续分离.
T-401塔为负压塔,加热热源为0.3 MPa蒸汽.
b）T-402塔
T-401的塔釜采出液从精苯乙烯塔（T-402）第二填料层顶部进入.塔顶组份为苯乙烯,纯度可达质量分数99.8 %以上.气相苯乙烯依次经循环水冷凝器（E-406）、盐水冷凝器（E-407）冷凝,冷凝液进入回流罐（V-403）；E-407中的不凝气去精馏真空泵,与T-401塔共用一台真空泵.
来自TBC计量泵的TBC溶液,打入E-406入口气相线,进入塔内,（也可直接进入苯乙烯成品罐中）.V-403中的苯乙烯,由回流泵（P-403）一部分打入塔顶作回流,另一部分采出经水冷器（E-423）和盐冷器（E-424）冷却,入苯乙烯中间罐（V-405A/B）.塔加热热源为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蒸汽加热,蒸出的部分苯乙烯经循环水冷凝器（E-409）、盐冷器（E-410）冷凝后,凝液进入脱氢粗苯乙烯罐（V-309）；焦油装车外售.VF-401A/B为真空操作,由精馏真空泵形成.
c）T-403塔
T-401塔顶产出的苯、甲苯、乙苯组份,在循环乙苯塔（T-403）的预热器（E-411）中与T-403塔釜乙苯进行换热,进入T-403塔底部第一段填料的上部,进行精馏.
塔顶蒸出的苯、甲苯,经循环水冷凝器（E-412）冷凝,凝液进入回流罐（V-406）.一部分由P-405打至塔顶作回流,另一部分产出入混合甲苯罐（V-410）.V-410中的混合甲苯用甲苯泵（P-408）送至动力罐区.
塔釜乙苯先进入E-411加热进料,自身温度下降,又经水冷器（E-425）冷却后,去中仓乙苯贮罐（V-505A/B或V-507A/B）.此部分乙苯称为循环乙苯.
T-403塔为常压塔,加热热源为0.6 MPa蒸汽.
d）T-401、T-402、T-403再沸器凝水系统流程
1、来自E-405再沸器的凝水进入凝水罐（V-402）后,通过液位控制阀LIC-401向E-401炉油预热器提供高温凝水,换热后的凝水通过TIC-402温度控制阀汇集至V-416汽水分离器内.
来自E-408再沸器凝水进入凝水罐（V-404）后,通过LICA-405液位控制阀进入V-416汽水分离器内.
进入V-416汽水分离器内的高温凝水闪蒸出0.1 Mpa蒸汽,可并入车间0.1 Mpa蒸汽管网或进入采暖水罐.
2、来自E-413凝水进入凝水罐（V-407）后,通过液位控制阀LICA-412使凝水到达V-417汽水分离器内.
来自E-303乙苯发生器0.6 Mpa管程加热蒸汽产生的高温凝结水进入位于装置二楼的V-417汽水分离器内.
进入V-417汽水分离器内的高温凝水闪蒸出0.1 Mpa蒸汽,可并入车间0.1 Mpa蒸汽管网或进入采暖水罐.
3、V-416、V-417汽水分离器内的凝水通过各自的调节阀组（LIC-416、LIC-417）控制进入位于装置一楼的V-415闭式凝水回收罐内.
⑴通过V-415回收罐下部的两台水泵将凝水直接提供给F-301对流段用水.
⑵凝结水进入E-427冷却后一部分直接向急冷水供水,另一部分再次通过E-313盐冷器冷却后,经P-307泵可向急冷、喷淋供水.
⑶在满足上述情况用水后,其余部分通过调节阀LIC-415进入采暖水罐.
⑷当V-415回收罐内液位不足时,可通过打开工业水补水阀门方式补水,以满足用水需求.
e）精馏真空泵流程
真空泵工作液为乙苯,系统带有一台气液分离罐和盐水冷却器.乙苯经盐冷器冷却至20 ℃以下进入真空泵,与来自盐冷器E-404、E-407的不凝气混合,气液混合物一同进入气液分离罐（V-420）中,液相流入脱氢油水分离罐（V-307）中,气相从放空管线排出.
1.1.3.3 中间罐区
中间罐区共有80m3罐10台、400m3球罐1台；乙苯泵2台,炉油泵2台,苯乙烯送出泵2台.其中,乙苯罐4台,位号：V-505A/B、V-507A/B；苯乙烯罐4台,位号：V-503A/B、V-511A/B；炉油罐3台,位号：V-509A/B、400m3球罐（1台）.乙苯泵位号：P-504A/B、炉油泵位号：P-505A/B、苯乙烯送出泵：位号P-506A/B.
苯乙烯贮罐于2003年7月~8月检修时,改造为内浮顶罐.
乙苯罐自南罐区间断接收乙苯物料,由中仓乙苯泵（P-504）送至脱氢工序；苯乙烯罐经分析合格后,送至南罐区；炉油罐收脱氢炉油泵（P-302）送来的炉油,经脱水后,由炉油泵（P-505）送至精馏工序.
乙苯泵（P-504）、炉油泵（P-505）、苯乙烯泵（P-506）放置在中仓泵房内.
1.1.3.4 PSA系统
苯乙烯脱氢尾气进入PSA系统有两路流程：一路来自两级液环泵出口,压力为0.027 MPa,此气体可直接去C-102（氢气压缩机）；另一路来自蒸气喷射泵,出口压力为常压,经程控阀KV-107A、鼓风机（C101A、B,一开一备）,加压到0.027 MPa,再经冷却器（E-101）冷却至常温后,两路原料气汇合后进入气液分离器（V-107）分离掉气体中所带的机械水,再进入压缩机（C-102A、B,一开一备）加压到1.5 MPa.经压缩后的原料气先进入气液分离器（V-101）分离掉气体中所带的机械水,再进入冷干机（D-101A、B,一开一备）降温,粗脱除苯、甲苯、乙苯、苯乙烯和水等,脱除物经气液分离器（V-102）进入贮液槽（V-106）,经过冷干机分离后的原料气经流量计（FICQ-101）计量后,进入由6吸附器（T101A~F）、一台均压罐（V-103）及一系列程控阀等组成的变压吸附制氢系统.PSA制氢系统采用6塔操作,2塔同时进料,3次均压,抽空降压解吸的工艺流程.原料气出入口端自下而上通过2台正处于吸附状态的吸附器,吸附器内装填的吸附剂吸附原料气中的强吸附组分CO2、CO、H2O等,弱吸附的氢气等组份未被吸附,在吸附压力下从吸附器顶部流出,得到产品氢气,经流量计（FIQ-102）计量后送往界外.大部分CO2、CO、H2O及杂质被吸附在吸附剂上,通过减压,使被吸附的CO2、CO、H2O及杂质从吸附剂上脱附,得到解吸气,同时使吸附剂得到再生.
从吸附器入口端排出的解吸气来自逆放和抽真空两个步骤.逆放步骤中压力较高的那部份逆放气通过管道FG101,程控阀KV-109进入解吸气缓冲罐（V-104）,再通过管道FG103经调节阀（PV-104）稳压后进入解吸气混合罐（V-105）；抽真空步骤为逆向放压结束后利用真空泵（P101A~C）将解吸气抽空并压缩后送入解吸气混合罐（V-105）,然后送出界外到工厂火炬管网.