苯乙烯装置.docx

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苯乙烯装置

1.1　装置概况

　装置简介

苯乙烯装置产品为苯乙烯。

装置于1987年建成投产，初建时规模为1万吨/年，由兰化设计院设计，经1995~1996年、2001年两次改造后装置规模扩建至6万吨/年。

2006年5月，建设了一套变压吸附氢气回收装置，其技术为四川天一科技股份有限公司自行开发的变压吸附专利技术。

装置由乙苯脱氢工序、精馏工序、中仓罐区、变压吸附工序组成。

第一次改造：

1995~1996年，采用上海石化院、上海华东理工大学联合开发的负压脱氢制苯乙烯专利技术，乙苯脱氢反应器由正压轴向绝热反应器改进为负压轴径向绝热反应器，降低了床层阻力，提高了乙苯脱氢反应转化率和苯乙烯选择性；精馏工序三个精馏塔全部采用250Y填料，提高了分离效率和处理能力。

装置在取得技术进步的同时，规模由1万吨/年扩至3万吨/年。

第二次改造：

2001年9~11月由抚顺石化公司设计院设计，采用上海华东理工大学反应器专利技术进行扩能改造。

此次扩能改造增加了一台乙苯脱氢反应器，使乙苯脱氢反应器由原来的二段式改为三段式，乙苯转化率由60%提高至70%；反应系统由液环式真空/压缩泵抽取负压，取缔了原来的蒸汽喷射泵，减少了蒸汽消耗。

同时，装置规模扩大至6万吨/年。

装置建成后，于2002年3月进行试车，实现了一次开车成功。

变压吸附装置于2005年5月开车。

处理原料气能力2100Nm3/h，年操作时间7600小时。

操作上限110%，操作下限40%，产品H2纯度99.9%。

　工艺原理

以乙苯为原料，按1.3~1.8水比加入过热水蒸汽，在轴径向反应器内，于高温、负压条件下，通过催化剂床层进行乙苯脱氢反应，生成苯乙烯主产品；副反应生成苯、甲苯、甲烷、乙烷、丙烷、H2、CO和CO2。

主反应：

这是一个强吸热可逆增分子反应。

副反应是热裂解、氢化裂解和蒸汽裂解反应：

C6H5CH2CH3→C6H6＋C2H4

C6H5CH2CH3＋H2→C6H5CH3＋CH4

C6H5CH2CH3＋H2→C6H6＋C2H6

C＋2H2O→2H2＋CO2

CH4＋H2O→3H2＋CO

C2H4＋2H2O→2CO＋4H2

水蒸汽变换反应：

CO＋H2O→H2＋CO2

在水蒸汽浓度很高时，生成苯、甲苯的反应式可能被下列反应所代替：

C6H5CH2CH3＋2H2O→C6H5CH3＋CO2＋3H2

C6H5CH2CH3＋2H2O→C6H6＋CH4＋CO2＋2H2

在乙苯脱氢反应中，原料乙苯中的化学杂质也发生反应，生成物还会进一步发生反应，为此，最终生成物中还含有另一些副产物，如二甲苯、异丙苯、α-甲基苯乙烯、焦油等。

影响化学反应的因素主要有：

反应温度、反应压力和水蒸汽/乙苯比（简称水比）。

此外，该反应还受到反应物通过催化剂床层的液体体积时空速度（LHSV）、催化剂性能、原料乙苯中含杂质情况等影响。

.1　反应温度

乙苯脱氢生成苯乙烯的反应为吸热反应，故乙苯转化率随着反应温度的升高而增加。

当温度升高后，不但生成苯乙烯的正反应增加，而且消耗苯乙烯的逆反应以更高的速度增加。

另外，当反应温度提高后，虽然乙苯转化率提高，但副反应（指吸热的副反应）也将加剧，故生成苯乙烯的选择性将降低，因而反应温度不宜过高。

从降低能耗和延长催化剂寿命出发，希望在保证苯乙烯单程收率的前提下，尽量采用较低的反应温度。

.2　反应压力

对于给定的反应温度和水比，乙苯的转化率随着反应压力的降低而显著增加。

在相同的乙苯液体空速和水比下，随着反应压力降低，可相应降低反应温度，而苯乙烯的单程收率维持不变，苯乙烯选择性提高。

这一特性是由乙苯脱氢生成苯乙烯系增分子反应所决定的。

此外，苯乙烯是容易聚合的物质。

反应压力高，将有利于苯乙烯自聚，生成对装置正常运转十分不利的聚合物，它会造成管道、设备的堵塞。

降低系统压力，则在一定程度上可抑制苯乙烯聚合。

当今苯乙烯工业生产中采用负压脱氢工艺已成为人们普遍接受的共识和发展潮流。

而脱氢反应器均采用径向反应器，则是由于这种类型反应器的催化剂床层薄，阻力小，有利于在反应区域形成负压操作条件。

.3　水蒸汽/乙苯比（水比）

在恒定的反应温度和压力下，较高的水比可使乙苯转化率提高。

因为，蒸汽降低了反应组分的分压，达到类似于降低反应压力的效果。

水蒸汽可与催化剂上生成的碳发生反应，起到减少催化剂表面结焦的作用；水蒸汽还可防止催化剂的活性组份还原为金属，有利于延长催化剂寿命。

对于绝热脱氢工艺来说，加入的过热水蒸汽更是不可缺少的供给反应热的热载体。

在相同的乙苯液体空速和反应压力下，随着水比的降低，为维持一定的苯乙烯单程收率，就需要升高反应温度，炉油中副产苯和甲苯明显增加，苯乙烯选择性下降。

尽管加入水蒸汽有许多好处，但水蒸汽加入量受到反应系统允许压力降和能耗二个因素的制约。

由于高温过热水蒸汽的比容很大，过多加入水蒸汽势必增大反应物流的体积流量，从而增加系统压力降，不利于降低反应区域压力。

此外，增加水蒸汽加入量，必将增加成本，一旦水蒸汽加入量增加到在经济上得不偿失的程度，那么提高水比将是没有意义的。

目前，先进的乙苯脱氢工艺均追求以较低的水比获得较高的苯乙烯收率。

降低水蒸汽单耗已成为衡量一个乙苯脱氢工艺路线是否先进的重要判别指标。

.4　乙苯液体空速（LHSV）

在不考虑返混的前提下，可把乙苯液体空速理解为催化剂床层中反应物在1小时内被置换的次数。

空速的倒数具有“时间”因次，称为“空时”。

可粗略地用它来衡量反应物料在催化剂床层中停留时间的长短（相对值）。

因此，空速反映了停留时间对反应的影响。

对于乙苯脱氢反应，在相同的反应压力和水比条件下，随着乙苯投料量的增大，即乙苯液体空速增大，欲维持苯乙烯单程收率不变，就得相应提高反应温度。

液体空速是催化剂性能的重要标志之一。

液体空速大，意味着反应器单位体积的生产能力大。

因此，在相同的反应条件（温度、压力、水比）下，在工艺允许范围内，追求用较大的液体空速进行生产。

.5　催化剂

脱氢反应是乙苯在催化剂床层中，于600℃左右高温下发生的催化脱氢反应。

所用催化剂的性能除了脱氢活性之外，特别重要的是对于生成苯乙烯的选择性要高，并且在高温和水蒸汽存在条件下的稳定性要好，使用寿命要长，这些都是至关重要的。

脱氢催化剂的毒物是氯离子，必须控制进料中的氯离子含量，以防催化剂中毒失效，更重要的是在催化剂床层中不能有游离水。

催化剂床层进水，则催化剂结块和有效成份流失，导致床层阻力上升，最终影响转化率、选择性指标。

.6　原料乙苯中杂质的影响

原料乙苯的质量，应符合SH/T1140中的一级品的指标，此时，即能满足催化剂对原料乙苯中氯离子含量的要求。

在乙苯中所含的异丙苯对脱氢反应也产生一定的影响。

异丙苯在乙苯脱氢工艺条件下同样发生脱氢反应，生成α-甲基苯乙烯。

它的反应必定占据一些催化活性中心。

乙苯异构化脱氢也生成α-甲基苯乙烯，故副产物α-甲基苯乙烯的生成量既与原料乙苯中异丙苯含量有关，也与乙苯异构化脱氢反应有关。

工艺流程说明

.1　脱氢工序

a）过热蒸汽系统

0.6MPa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0.6MPa蒸汽（一次配汽）混合，同时由壳程0.6MPa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0.32MPa（表）蒸汽；在E-302上段，产生0.04MPa（表）蒸汽。

0.32MPa蒸汽去管网，作精馏系统热源；0.04MPa蒸汽去汽提塔（T-301）作热源。

c）冷凝分离

反应混合气体产生0.32MPa、0.04MPa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0.6MPa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42.3m3/h，压缩机换热器盐水流量为13.6m3/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HickHargreaVes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：

0.04MPa蒸汽，当热量不足时，由0.6MPa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0.04MPa、0.32MPa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200kg（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JCCR1178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。

.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）0.3MPa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0.3MPa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0.3MPa蒸汽。

塔釜焦油自流入苯乙烯蒸出釜（VF-401）中。

蒸出釜由0.6MPa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0.6MPa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0.1Mpa蒸汽，可并入车间0.1Mpa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0.6Mpa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0.1Mpa蒸汽，可并入车间0.1Mpa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。

.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。

.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0.027MPa，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0.027MPa，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1.5MPa。

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