POSM工艺流程说明

22 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

POSI 工艺流程方块图

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145C 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

POSM 技术。

CgH-io {EB] + 02(0Kygen)

C&HiO O2 (EBHP)

空气

氢气

SI 产

EB:乙苯

EBHP 乙苯过氧化氢

催化剂 丙烯

ACP 苯乙酮

MBA 甲基苄醇

PO 环氧丙烷

SM 苯乙烯

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。

222.2 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

CgHlO O2 (EBHP) + CaHe (Propylene)C3 HeO [PO] + CgHhoO 呻)

在约100C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 P0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 1.95 MPaG，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，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、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，烷，以控制丙烯反应循环气中的丙烷含量。塔操作压力为返回到高压脱丙烷塔作为环氧化反应的进料。低低压蒸汽作为底物侧线采出

塔顶不凝气用丙烯制冷的尾

进料中的轻组分、环氧化

分离出原料丙烯中带入的丙1.95 MPaG，用冷却水冷凝丙烯并

C3分离塔的再沸器热源。塔

物主要是丙烷，可以作为燃料使用。

500 单元主要有两个目的：从环氧化反应物流中回收 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 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 P0 塔分离出的 C8 物流、 从100单元来的富吸收液， 在

20kPa 真空下乙苯从塔顶蒸出， 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。 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

EB ，以循环到氧化单元，提纯

170 C 。在 170 C 以上，MBA 易 来自 700 单元的加氢物流以及 用冷却水冷凝后与从界区外来 塔釜液

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 P0产品质量。塔顶的粗 P0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 P0 的富吸收液返回到此塔的进料。

2.2.2.4 P0 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。

222.5 EB 回收/MBA 分馏（500）（废碱液来源2:有机酸及酚）