阅读说明：本技术 一种化学级乙烯生产和乙苯生产的组合工艺及系统 (Combined process and system for chemical-grade ethylene production and ethylbenzene production ) 是由 邱纯书 陈洪志 卢传敬 赵潘 王志栋 唐欣惠 于 2019-04-22 设计创作，主要内容包括：本发明公开了一种化学级乙烯生产和乙苯生产的组合工艺及系统,具体涉及乙烯和乙苯的技术领域；主要以轻烃(混合C2、C3、C4及石脑油)为原料,经过原料转化裂解、急冷、压缩、深冷分离、制冷等工段制备化学级乙烯,生产出的化学级乙烯和苯通过烷基化与烷基转移反应,再经过精馏工段制备乙苯；本发明丰富了制备苯乙烯的路线,充分利用并回收了反应过程中产生的尾气作为化学级乙烯的生产原料,大幅度降低了工艺的装置能耗、原料耗能及分离耗能等,大大降低了生产成本。(The invention discloses a combined process and a system for chemical-grade ethylene production and ethylbenzene production, and particularly relates to the technical field of ethylene and ethylbenzene; light hydrocarbons (mixed C2, C3, C4 and naphtha) are mainly used as raw materials, chemical-grade ethylene is prepared through the working sections of raw material conversion cracking, quenching, compression, cryogenic separation, refrigeration and the like, the produced chemical-grade ethylene and benzene are subjected to alkylation and transalkylation reaction, and then the ethylbenzene is prepared through the rectification working section; the invention enriches the route for preparing the styrene, fully utilizes and recovers the tail gas generated in the reaction process as the production raw material of the chemical-grade ethylene, greatly reduces the energy consumption of the device, the energy consumption of the raw material, the energy consumption for separation and the like of the process, and greatly reduces the production cost.)

一种化学级乙烯生产和乙苯生产的组合工艺及系统

技术领域

本发明提出了一种化学级乙烯生产和乙苯生产的组合工艺及系统，属于乙烯和乙苯的技术领域。

背景技术

乙烯是世界上产量最大的化学产品之一，乙烯工业是石油化工产业的核心，乙烯产品占石化产品的75％以上，在国民经济中占有重要的地位。世界上已将乙烯产量作为衡量一个国家石油化工发展水平的重要标志之一。

苯乙烯是重要的有机化工产品之一，主要用于生产苯乙烯系列树脂如聚苯乙烯(PS)、丙烯腈-丁二烯-苯乙烯(ABS)、苯乙烯-丙烯腈(SAN)以及丁苯橡胶(SBR)和丁苯胶乳等。在乙烯衍生物中，苯乙烯消耗乙烯的量仅次于聚乙烯、聚氯乙烯和环氧乙烷而居第四位。

苯乙烯的主要生产方法有乙苯催化脱氢法和苯乙烯、环氧丙烷联产法，前者约占苯乙烯生产能力的90％。乙苯催化脱氢制苯乙烯的工艺主要有Mon-santo/Lummus法、Dow法、BASF法、Fina/Badger法、CdF法和三菱油化/UOP法等。Halcon公司和Shell公司分别于20世纪60年代开发成功苯乙烯和环氧丙烷联产法，此法生产的苯乙烯和环氧丙烷两种产品因受市场平衡的限制，所以采用该工艺方法建厂较少。联产法的苯乙烯总生产能力约1600kt/a，占苯乙烯总生产能力的10％以下。

乙苯是生产苯乙烯的中间产品，少量的乙苯也用于溶剂、稀释剂以及生产二乙基苯等。据估计，有99％的乙苯用于生产苯乙烯，因此，乙苯生产技术的发展与苯乙烯生产技术的进步密切相关，苯乙烯的需求、供应和贸易情况基本代表了乙苯的需求、供应和贸易等情况。乙苯的生产工艺包括传统的AlCl3法、均相AlCl3法、Badger气相烷基化法和Lummus/UOP的液相烷基化法等。由于AlCl3法污染和腐蚀严重，基本已被后两种工艺技术所取代。近年来的新建装置中，Lummus/UOP的分子筛液相烷基化法占优势地位。目前，合成乙苯的方法主要采用纯乙烯与苯合成。

然而，乙烯与乙苯的生产都存在生产工艺流程长，耗能大的缺点；因此，化工装置间流程整合是减低能耗，节约投资的有效办法。

公开号为CN107417484A的中国发明专利公开了一种乙烯生产和乙苯生产的组合工艺及系统，该工艺包括以下步骤：(1)裂解转化、(2)工艺气压缩净化、(3)吸收解吸、(4)丙烯精制、(5)芳烃分离、(6)干气制乙苯、(7)尾气回收。虽然该工艺在一定程度上降低了成本，但耗能依然巨大。

发明内容

为了减低能耗、节约投资，本发明提供一种转化轻烃(C2、C3、C4及石脑油)为化学级乙烯(纯度80～98％)，采用化学级乙烯(纯度80～98％)与苯纯液相法烷基化工艺生产乙苯的方法。

本发明具体的技术方案如下：

一种化学级乙烯生产和乙苯生产的组合工艺，包括化学级乙烯的生产单元和化学级乙烯与苯纯液相法烷基化生产乙苯单元；

所述化学级乙烯的生产单元包括以下步骤：

1)转化裂解：将轻烃原料与水蒸汽在反应裂解炉内混合，并进行转化裂解反应，得到富含乙烯的反应裂解气；

2)急冷：将所述的富含乙烯的反应裂解气与循环急冷水接触冷却，并进行热量回收，分离油相；

3)压缩：将步骤2)所得的反应裂解气在压缩机中压缩，然后经过胺洗和/或碱洗脱除酸性气体，再进行压缩和干燥脱水；

4)深冷分离：将步骤3)所得的反应裂解气进行高/低压脱乙烷处理，其中碳二加氢后送入脱甲烷塔系统，分别进行分离得到甲烷-氢尾气、氢气和混合碳二产品，低压脱乙烷系统的碳三和碳三以上的重组分回收利用；所述混合碳二即为化学级乙烯；

5)制冷：将步骤4)所得混合碳二产品制冷，混合碳二压缩机为三段压缩，由蒸汽透平驱动，提供三个等级的混合碳二冷量：-50～-60℃、-70～-80℃及-90～-101℃；丙烯制冷，丙烯制冷压缩机为三段压缩，由蒸汽透平驱动，提供三个等级的丙烯冷量：5～7℃、9～-11℃及-30～-40℃；

6)废碱处理：将步骤3)中所述的碱洗产生的废碱液，先与硫酸进行中和，其中液体部分为含硫酸钠的废盐水，经多效蒸发产出硫酸钠固体；中和产生的废气用络合铁吸收剂做喷射泵的动力，进入络合铁制硫装置；

所述化学乙烯液相烷基化生产乙苯单元包括以下步骤：

1)烷基化与烷基转移反应：将化学级乙烯与苯混合，进行烷基化反应；多乙苯与过量的苯反应，进行烷基转移反应；

2)精馏：烷基化与烷基化转移反应的出料经过预精馏和多乙苯吸收进入烷基化尾气吸收塔系统，将所得苯、乙苯、多乙苯、轻组分、苯/甲苯进行分离，得到乙苯产品。

进一步地方案是，所述轻烃为C2、C3、C4、石脑油或者以上任意多种的混合。

进一步地方案是，所述原料转化裂解之前还包括原料精馏：丁烷原料经过热泵精馏分离出异丁烷和正丁烷，正丁烷与其他原料一起进入反应裂解炉。

进一步地方案是，所述烷基化反应是在苯烷基化反应器中进行的，所述的苯烷基化反应器的操作参数：反应压力3.8～4.3MPaG，反应温度180～245℃，苯/烯为1.5～3.0％mol，乙苯选择性4～1.5h^-1，质量空速4～1.5h^-1。

进一步地方案是，所述反应转化裂解炉的操作参数为：反应压力0.4～0.45MPaG，反应温度60～1200℃，停留时间为0.1～0.3s；与原料相比，经反应裂解炉所得的乙烯收率为：28～40％，乙烯和丙烯收率为45～55％，烟气NO_X≤50ppm，单程连续运行时间≥70天。

进一步地方案是，所述高/低压脱乙烷处理分别在高/低压脱乙烷塔内完成，所述高压脱乙烷塔的操作参数为：塔顶压力2.5～3.85MPaG，塔顶温度为-30～-25℃，塔底压力3.5～3.9MPaG，塔底温度68～73℃，回流比0.65～0.70；所述低压脱乙烷塔的操作参数为：塔顶压力1.5～1.75MPaG，塔顶温度为3～8℃，塔底压力1.2～1.8MPaG，塔底温度65～70℃，回流比0.8～1.0。

进一步地方案是，所述的碳二加氢过程是在炔烃加氢反应器中进行的，该反应器的操作参数为：反应压力3.7～3.52MPaG，反应温度55～85℃，氢/炔26～28％mol，质量空速4.0～4.2h^-1。

进一步地方案是，所述的烷基化尾气吸收塔系统包括苯回收塔、乙苯塔回收塔、多乙苯回收塔、轻组分塔以及苯/甲苯分离塔；所述的烷基化尾气吸收塔的操作参数为:塔顶压力1.2～1.4MPaG，塔顶温度为40～50℃，塔底压力1.3～1.42MPaG，塔底温度48～53℃。

所述的烷基化尾气吸收塔系统的处理流程为：预精馏塔脱除化学级乙烯原料携带的乙烷和轻质化合物，作为尾气经多乙苯回收塔洗涤回收夹带的苯后，循环到原料预处理装置，预精馏塔底基本不含乙烷。

苯回收塔从苯烷基转移反应器出料中回收未反应的苯，预精馏塔底以及烷基转移反应器的反应出料被送入苯回收塔；另外，来自苯净化器的干的新鲜苯被加入苯回收塔的塔顶系统，以补充反应消耗的苯。

来自苯塔塔底的粗乙苯进入乙苯回收塔系统；乙苯回收塔对乙苯产品进行精制，乙苯回收塔的操作条件设定要能满足馏出产品中二乙苯最高含量的限定指标；此外，还要控制塔底产品中的乙苯含量，塔底产品最终要循环到烷基转移反应器中；塔压的设定要适合在乙苯回收塔冷凝器中发生低压蒸汽。在乙苯回收塔回流罐中冷凝的塔顶产品一部分用回流泵打回塔内，另一部分是乙苯馏出产品的净输出；热的净化乙苯产品经过乙苯产品/新鲜苯换热器冷却后被送到苯乙烯单元；也可将从乙苯/苯换热器出来的所有或部分乙苯产品在乙苯产品冷却器中用循环水冷却后送往罐区；由未回收的乙苯、丁基苯、二乙基苯和重芳烃组成的乙苯塔底物料进入多乙苯塔；异丙苯是由丙烯和苯在苯烷基化反应器中生成，并进入乙苯产品。

多乙苯回收塔将二乙苯和三乙苯(二者能通过烷基转移反应转化成乙苯)与较重的烷基苯、二芳基烷烃以及多核芳烃分开(后者不能大量地转化成乙苯)；要对多乙苯塔的操作条件进行控制，以尽量减少塔底出料中二乙苯和三乙苯的含量，同时限制馏出物中二芳基烷烃和其它重组分的含量。

轻组分塔用来干燥新鲜的苯进料，并去除少量的由转烷基化反应产生或未被预精馏塔脱除的轻组分；回流罐的尾气物流被送到苯乙烯单元的尾气系统中，以回收其中的苯。

苯/甲苯分离塔用于将苯乙烯单元生产的苯/甲苯馏分分离成甲苯产品物流送到罐区，以及苯物流回到乙苯单元；来自苯乙烯单元的苯/甲苯物流在苯/甲苯进料加热器中被苯/甲苯分离塔底出料加热，然后被送往苯/甲苯分离塔；苯/甲苯分离塔用高压蒸汽提供苯/甲苯塔底再沸器所需的热量；来自该塔的甲苯塔底产物在压力作用下流经苯/甲苯进料加热器，然后流经甲苯冷却器，通过冷却水将甲苯冷却下来，冷却的甲苯产品被送往罐区储存。

一种化学级乙烯生产和乙苯生产的组合系统，其包括转化裂解工段、急冷工段、压缩工段、深冷分离工段、制冷工段、烷基化与烷基转移反应工段及精馏工段；

所述的转化裂解工段通过管路经由急冷工段与压缩工段相连；所述压缩工段通过管道与深冷分离工段、制冷工段相连；所述制冷工段通过烷基化与烷基转移反应工段与精馏工段相连；

所述的转化裂解工段中的反应裂解炉的气体出口通过管道与急冷工段、压缩工段相连，反应裂解炉的气体入口通过管道与制冷工段的甲烷与氢气的出口、精馏工段的乙烷的出口相连。

进一步地方案是，所述的转化裂解工段之前还包括原料精馏工段；原料精馏工段通过管道与转化裂解工段相连；

所述深冷分离工段包括高压脱乙烷塔、低压脱乙烷塔及炔烃加氢反应器，高压脱乙烷塔气体出口通过管道与炔烃加氢反应器相连，低压脱乙烷塔的气体出口通过管道与压缩工段的裂解气压缩机相连；

所述的组合系统还包括稀释蒸汽发生器，所述反应裂解炉通过管道与急冷工段的稀释蒸汽发生器的气体出口相连。

本发明以轻烃(混合C2、C3、C4及石脑油)为原料，生产化学级乙烯，副产品有甲烷-氢尾气、氢气、碳三及以上组分；来自乙苯装置的循环乙烷、来自气分装置的循环丙烷和正丁烷/丙烷进料混合过热后送至裂解炉，自产的燃料气(尾气)供裂解炉使用，多余部分送出界区。

本发明中裂解原料在辐射炉管中进行高温裂解反应，生成小分子量的烃，称为裂解气。裂解气在急冷换热器中与锅炉给水换热急冷，并产生超高压蒸汽，超高压蒸汽在裂解炉对流段中过热，用在裂解气压缩机的汽轮机驱动装置上。

本发明工作原理如下：

在稀释蒸汽的保护下，轻烃(C2、C3、C4及石脑油)在高温810℃下反应转化为含乙烯、丙烯的组分：

烷基化反应器中在存在过量苯的情况下，乙烯在液相状态下发生几乎完全的反应，生成乙苯：

生成乙苯中的一小部分将继续发生乙基化反应，生成被统称为多乙苯(PEB)的产物。

二乙苯和三乙苯在乙苯单元的精馏工段被从粗乙苯中回收出来，作为多乙苯循环物流被送去与苯发生烷基转移反应，被转化成乙苯。烷基化反应器生成的四乙苯数量极少，与无法循环利用的重组分一起进入乙苯渣油中。

烷基化反应过程中生成的多乙苯被回收出来与苯通过烷基转移反应生成更多的乙苯。在烷基转移反应催化剂的作用下，多乙苯被选择性的转化成乙苯。少量的过量苯被加入反应器中以提高反应的单程转化率。

与现有技术相比，本发明有益效果如下：

1)本发明以轻烃(混合C2、C3、C4及石脑油)为原料生产乙苯的工艺路线(CE-EMTM工艺)丰富了苯乙烯生产的工艺路线、使得苯乙烯装置的建设不再受原料乙烯的限制；由于不进行乙烯乙烷的精馏，大幅度降低了丙烯制冷机组能耗，虽然在乙苯单元每吨产品能耗略有升高，但相比乙烯乙烷的分离，既可节省装置投资，又大幅降低组合工艺的能耗；折算到纯乙烯时，吨乙烯的能耗不高于500kg标油。

2)本发明用丙烯冷剂回收化学级乙烯或聚合级乙烯汽化因气化而释放的冷量后，以气相方式送入苯烷基化装置，省去了以往各种液相法生产乙苯所需要的乙烯增压机，既节省了投资和占地，也是装置能耗大幅降低，吨乙苯节省标油3～8kg。

3)本发明因使用化学级乙烯纯液相法生产乙苯，不需要加热炉及苯的汽化，其目的产品苯乙烯的能耗相比国内自主开发的气相法纯乙烯生产苯乙烯工艺，吨产品能耗降低60kg标油，较国内自主开发的液相加气相法苯乙烯工艺，吨产品能耗降低80kg标油，较国外引进纯的乙烯法苯乙烯工艺，吨产品能耗降低30kg标油。

4)本发明的反应裂解气分离采用高低压脱乙烷和乙炔前加氢工艺，减少能耗12kg标油/t乙烯。

5)本发明的化学级乙烯(纯度80～98％)与苯纯液相法烷基化工艺与液相-气相串联烷基化工艺及气相法工艺相比，苯/烯比(mol比)仅1.5～3.0，可大幅降低分离能耗。

6)反应转化(裂解)炉首次采用SNCR脱NOX，烟气NOX含量≤50ppm，远小于国家排放标准(≤100ppm)。

7)本发明的烷基化反应后尾气增加多乙苯吸收塔，最大限度的减少原料苯和反应产物乙苯的损失；同时循环乙烷不需增压即可返回裂解炉。

8)本发明的化学级乙烯制备单元在反应裂解炉之前增加混合碳四热泵精馏流程，增加了高纯度异丁烷(纯度80～99％)产品，抵扣了分离工艺的运行成本；提高反应裂解炉进料中正丁烷的纯度，可以提高反应裂解炉出料中乙烯的收率，间接降低了乙烯制备的装置投资和能耗。

9)本发明的化学级乙烯制备单元碱洗塔系统排出的废碱与硫酸进行酸碱中和，液体变为含硫酸钠的废盐水，通过结晶后作为废固处理，水经冷凝后回用；中和产生的废气为硫化氢和二氧化碳经硫磺装置，以络合铁吸收剂作为喷射器动力抽入到吸收沉降槽，硫化氢气体被三价铁离子还原为单质硫磺后回收，硫磺作为产品外销，惰性气体二氧化碳随硫磺装置再生空气由VOC尾气回收装置处理达标后排放。

10)本发明采用膨胀机技术，将脱甲烷塔和高压甲烷由传统的等焓节流变为等熵节流，降低了制冷压缩负荷；同时使用自回流流程，将脱甲烷塔顶冷凝器和回流罐放至塔顶，减少了低温甲醇回流泵。

11)本发明中脱甲烷塔最后一级进料罐改为分液分凝塔，进一步降低粗氢乙烯损失(1％wt)。

12)本发明减少了一级粗氢分离冷箱，将70mt％氢气、30mt％甲烷的粗氢物料不再经冷箱分离，而是直接进入前部几级冷箱回收冷量后与乙苯脱氢尾气一起进入PSA回收氢气，提高了氢气回收率，也降低了制冷压缩负荷；同时在苯乙烯蒸汽锅热炉设置了低压火嘴，省去了解析压缩的能耗。

附图说明

图1为以轻烃(混合C2、C3、C4及石脑油)为原料纯液相烷基化乙苯生产结构图；

图2为原料预处理及生产乙苯工艺流程图；

其中：11-异丁烷塔；21-反应裂解炉；31-急冷油塔；32-急冷水塔；33-工艺水汽提塔；34-稀释蒸汽发生器；41-裂解气压缩机；42-碱洗塔；43-裂解气五段压缩机；51-高压脱乙烷塔；52-低压脱乙烷塔；53-炔烃加氢反应器；6-冷箱系统；81-苯烷基化反应器；82-烷基转移反应器；83-预分馏塔；84-多乙苯吸收塔；91-苯回收塔；92-乙苯回收塔；93-多乙苯回收塔；94-轻组分塔；95-苯/甲苯分离塔；

图3为废碱处理流程。

具体实施方式

下面结合附图详细阐述本发明。

实施例1

本实施例提供一种化学级乙烯生产和乙苯生产的组合工艺，图1为以轻烃(混合C2、C3、C4及石脑油)为原料纯液相烷基化乙苯生产结构图；图2为原料预处理及生产乙苯的工艺流程图；如图2所示，该流程具体包括化学级乙烯的制备单元和化学级乙烯与苯纯液相法烷基化生产乙苯单元；

化学级乙烯的生产单元

1)原料的精馏与转化裂解：采用以轻烃，即混合C2、C3、C4及石脑油为原料，其中丁烷原料经过异丁烷塔11的热泵精馏分离出异丁烷(纯度80～99％)和正丁烷，异丁烷作为产品出售，正丁烷与乙烷、丙烷、石脑油等原料一起进入反应裂解炉21；反应裂解炉21由辐射段、对流段、第一/第二/第三急冷换热器、汽包、引风机、消音器、减温器、底部燃烧器等设备组成；该工段将轻烃转化为富含乙烯的反应裂解气，同时副产10.0MPa超高压蒸汽。

反应裂解炉21的操作参数为：反应压力0.45MPaG，反应温度1200℃，停留时间为0.2s；与原料相比，经反应裂解炉所得的乙烯收率为：28～40％，乙烯和丙烯收率为45～55％，烟气NO_X为50ppm，单程连续运行时间为70天。

2)急冷：主要包括，急冷油塔31、急冷水塔32、工艺水汽提塔33、稀释蒸汽发生器34等，该工段将反应裂解气的热量进行回收、分离油相；裂解气经过急冷换热器后进入急冷水塔31，在急冷水塔中气体通过与循环急冷水的直接接触而进一步冷却。

3)压缩：冷却后的裂解气在裂解气压缩机41中被压缩，在裂解气压缩机41和裂解气五段压缩机43之间经过碱洗塔42脱除裂解气中的酸性气体。

4)深冷分离：碱洗塔42塔顶气体经裂解气五段压缩机43压缩后进入高/低压脱乙烷系统；将裂解气切割为两个馏分，塔顶为含有氢、甲烷和碳二的馏分，塔顶轻馏分经碳二加氢后送入脱甲烷塔系统，然后分别进行分离得到甲烷-氢尾气、氢气和混合碳二产品(即化学级乙烯)；低压脱乙烷系统塔釜为碳三和碳三以上的重组分，塔釜液体送至罐区。

脱甲烷塔系统中采用膨胀机技术，使用自回流流程，将脱甲烷塔顶冷凝器和回流罐放至塔顶，减少了低温甲醇回流泵，脱甲烷塔最后一级进料罐改为分液分凝塔，进一步降低粗氢乙烯损失。

高压脱乙烷塔51的操作参数为：塔顶压力3.85MPaG，塔顶温度为-25℃，塔底压力3.9MPaG，塔底温度73℃，回流比0.70；所述低压脱乙烷塔52的操作参数为：塔顶压力1.75MPaG，塔顶温度为8℃，塔底压力1.8MPaG，塔底温度70℃，回流比1.0；碳二加氢过程是在炔烃加氢反应器53中进行的，该反应器的操作参数为：反应压力3.52MPaG，反应温度85℃，氢/炔比28％mol，质量空速4.2h^-1。

5)制冷：化学级乙烯经过乙烯进料泵加压到苯乙烯烷基化反应所需压力，通过丙烯制冷压缩机冷剂气化回收冷量后直接送入乙苯单元，省去常规的乙烯气体压缩机升压。混合碳二制冷，混合碳二压缩机为三段压缩，由蒸汽透平驱动，提供三个等级的混合碳二冷量：-60℃、-80℃及-101℃；丙烯制冷，丙烯制冷压缩机为三段压缩，由蒸汽透平驱动，提供三个等级的丙烯冷量：7℃、-11℃及-40℃。本制冷工段减少了一级粗氢分离冷箱，将70mt％氢气、30mt％甲烷的粗氢物料不再经冷箱分离，而是直接进入前部几级冷箱回收冷量后与乙苯脱氢尾气一起进入PSA回收氢气。

6)废碱处理：如图3所示，碱洗塔42产生的废碱液，先与硫酸进行中和，其中液体部分为含硫酸钠的废盐水，经多效蒸发产出硫酸钠固体，作为废固交由有资质单位处理；蒸发出来的水可冷凝用于循环水补水；中和产生的废气为硫化氢和二氧化碳，可用络合铁吸收剂做喷射泵的动力，进入络合铁制硫装置；其中硫化氢转化为单质硫磺，二氧化碳随络合铁再生空气一起经废气治理设施处理达标后排放；该工艺使得废物排放量较高压氧化法废碱处理工艺和中压法废碱氧化工艺降低90％以上。

化学级乙烯与苯纯液相法烷基化生产乙苯单元

1)烷基化与烷基转移反应：化学级乙烯与苯经过吸附处理后送入苯烷基化反应器81，苯烷基化反应器81分为三个单独的反应区，每个反应区包含两个催化剂床层；乙烯中的一部分被送入每个催化剂床层的上；为维持烷基化反应系统的液相状态，下部和中部反应区的反应流出物进入外部换热器冷却，然后再注入更多的乙烯；烷基化反应器第一反应区的反应流出物与烷基化反应的进料在烷基化进料加热器中换热，再经反应器中间冷却器进一步冷却，并在其中产生低压蒸汽；烷基化反应器第二反应区的反应流出物与烷基转移反应的进料在烷基转移反应进料加热器中换热，再经反应器中间冷却器进一步冷却；反应器出口压力受到控制，以确保乙烯在接触每个床层中的催化剂之前已经被完全溶解；苯烷基化反应器81的操作参数：反应压力4.3MPaG，反应温度245℃，苯/烯比为3.0％mol，乙苯选择性1.5h^-1，质量空速1.5h^-1。

2)精馏：烷基化尾气吸收塔包括苯回收塔91、乙苯回收塔92、多乙苯回收塔93、轻组分塔94、带辅塔的苯/甲苯分离塔95，在烷基转移反应器82中，多乙苯(主要为二乙苯和三乙苯)在只在一个固定床烷基转移反应器82的环境下与苯发生反应，被转化成乙苯；苯以过量的形式进入烷基转移反应器82，烷基转移反应器的进料在烷基转移进料加热器中被加热；烷基转移反应几乎是等温反应；反应出料被送入苯塔中，以回收未反应的苯；烷基化反应器的出料进入预精馏塔83脱除化学级乙烯原料携带的乙烷和轻质化合物；预精馏塔的出料一部分经多乙苯吸收塔84进入烷基转移反应器82中，多乙苯与过量的苯发生反应，被转化成乙苯，并随预精馏塔83出料的另一部分进入烷基化尾气吸收塔系统。

烷基化反应出料经过预精馏塔83和多乙苯吸收塔84进入烷基化尾气吸收塔系统，将所得苯、乙苯、多乙苯、轻组分、苯/甲苯进行分离，得到乙苯产品；烷基化尾气吸收塔9的操作参数为:塔顶压力1.4MPaG，塔顶温度为50℃，塔顶压力1.42MPaG，塔顶温度53℃。

实施例2

如图2所示，本实施例提供一种化学级乙烯生产和乙苯生产的组合系统，包括原料精馏工段、转化裂解工段2、急冷工段3、压缩工段4、深冷分离工段5、制冷工段6、烷基化与烷基转移反应工段8及精馏工段9。

原料精馏工段1通过管道与转化裂解工段2相连；转化裂解工段2通过管路经由急冷工段3与压缩工段4相连；所述压缩工段4通过管道与深冷分离工段5、制冷工段6相连；制冷工段6通过烷基化与烷基转移反应工段8与精馏工段9相连；转化裂解工段2中的反应裂解炉21的气体出口通过管道与急冷工段3、压缩工段4相连，反应裂解炉21的气体入口通过管道与制冷工段6的甲烷与氢气的出口、精馏工段9的乙烷的出口相连；深冷分离工段5包括高压脱乙烷塔51、低压脱乙烷塔52及炔烃加氢反应器53，高压脱乙烷塔51气体出口通过管道与炔烃加氢反应器53相连，低压脱乙烷塔52的气体出口通过管道与压缩工段4的裂解气压缩机41相连；所述的组合系统还包括稀释蒸汽发生器34，所述反应裂解炉21通过管道与急冷工段3的稀释蒸汽发生器34的气体出口相连。