苯乙烯装置节汽降能改造经济效益分析

孙丰杰

（中海油东方石化有限责任公司、海南东方、572600）

摘要：本文介绍了DFSH苯乙烯装置因蒸汽消耗量大、单耗高的生产难点进行系统优化和改造。装置工艺流程复杂、副产物多，各组分分离难度大，蒸汽消耗量大，蒸汽的单耗占装置总能耗的62.8%，能耗偏高。装置节汽降能有较大的优化潜力，因此对装置蒸汽系统开展综合能量优化，通过专项优化的改造和应用减少蒸汽的综合用量，降低装置的整体能耗，蒸汽单耗占比由原62.8%将至现49.5%，装置能耗达到行业先进水平。

关键词：苯乙烯 节汽降能 3.2MpaG蒸汽 1.0MpaG蒸汽

Abstract: This paper introduces the systematic optimization and modification of the DFSH styrene unit to address production challenges such as high steam consumption and high unit consumption. The unit's process is complex, with numerous by-products and significant difficulties in separating various components, leading to high steam consumption. Steam unit consumption accounts for 62.8% of the total energy consumption of the unit, resulting in relatively high energy consumption. The unit has significant potential for energy-saving and steam reduction. Therefore, a comprehensive energy optimization of the steam system was carried out. Through targeted optimization modifications and applications, the overall steam consumption was reduced, and the unit's total energy consumption was lowered. The proportion of steam unit consumption decreased from the original 62.8% to the current 49.5%, achieving industry-leading energy efficiency levels.

Keywords: Styrene; Steam saving and energy reduction; 3.2MpaG steam; 1.0MpaG steam

1 前言

1.1 苯乙烯简介

苯乙烯（SM）是一种重要的基本有机化工原料，是苯最大用量的衍生物，在生产过程当中会产生上大量的聚苯乙烯、丁苯橡胶等高分子合成材料， 被广泛的应用在我国纺织产业、涂料产业以及医药应用等相关领域当中。通常情况下在工业生产过程当中,大多数采用的是乙苯脱氢制苯乙烯工艺，在整个苯乙烯的产品精度上相对较高，通常情况下可以达到99.8%以上，因为苯乙烯单体材料性质相对比较活泼，在常温的条件下会发生聚合反应，温度越高则聚合效率越明显影响到了苯乙烯产品的正常稳定工作和生产。

1.2 东方石化苯乙烯装置简介

东方石化苯乙烯装置在乙苯苯乙烯联合生产装置中，利用乙苯装置生产的乙苯作为原料，在GS系列催化剂的作用下，发生脱氢反应生成苯乙烯。乙苯在第一脱氢反应器和第二脱氢反应器中的转化率大约在65%，得到的脱氢液（DM）在精馏系统中得到进一步充分分馏。从粗苯乙烯塔T4001底出来的物料进入精苯乙烯塔T4003进行分离，塔顶气相经冷凝冷却得到最终质量分数为99.8%的合格产品苯乙烯(SM)，塔底得到副产品苯乙烯焦油；T4001塔顶物料进入乙苯回收塔T4002进行分离，塔底热乙苯返回至反应系统循环利用；T4002塔顶物料进入苯/甲苯塔T4004进行分离，塔顶气相经冷凝冷却得到副产品苯，塔底得到副产品甲苯。

2 蒸汽单耗影响因素

苯乙烯装置的能耗主要集中在反应、分离和压缩环节。在苯乙烯装置中，蒸汽是主要的能源消耗之一，主要用于反应加热、精馏塔再沸器加热以及设备保温等环节。苯乙烯装置采用中石化乙苯负压脱氢制苯乙烯技术，生产苯乙烯产品。装置产能12万吨/年，装置年开工按8000小时设计，操作负荷弹性60～110%。苯乙烯装置消耗的蒸汽有3.2MPaG蒸汽、1.0MPaG蒸汽、0.35MPaG蒸汽、0.25MPaG蒸汽和0.04MPaG蒸汽，3.2MPaG蒸汽和1.0MPaG蒸汽属于外部蒸汽。苯乙烯装置蒸汽管网流程如图1所示。

（1）3.2MpaG蒸汽供尾气压缩机C3001汽轮机驱动用，背压0.45MpaG蒸汽进入装置0.35MpaG蒸汽管网。

（2）1.0MpaG蒸汽一部分经低压蒸汽减温器Q6002减温后供乙苯回收塔T4002再沸器E4006、苯/甲苯塔T4004再沸器E4015、薄膜蒸发器E4014（正常工况下不使用）、脱氢单元开车喷射泵J3007、尾气压缩机气封抽气用；另一部分经过低低压减温减压器Q6001后作为0.35MpaG蒸汽管网的补充蒸汽。

图1 苯乙烯装置蒸汽管网流程图

2.1 尾气压缩机C3001C3001系统蒸汽用量大

苯乙烯装置尾气压缩机C3001采取消耗3.2MPaG蒸汽的汽轮机进行驱动。脱氢尾气的温度越高，则脱氢尾气量越大，对应消耗的3.2MPaG蒸汽消耗也就越大。尾气压缩机C3001入口温度偏高导致汽轮机转速偏高，出口温度、出口压力偏大，尾气压缩机C3001运行存在不稳定性。改造之前在满负荷情况下，压缩机出口温度达到78℃，汽轮机蒸汽消耗为9.5t/h。

为维持汽轮机运转，3.2MPaG蒸汽需要外放一定量的蒸汽，保持3.2MPaG蒸汽管网温度。正常运行时尾气压缩C3001入口压力控制28kpaA，出口163kpaA，由于苯乙烯装置脱氢单元冷却能力有限，尾气压缩机C3001出口频繁出现聚合的情况，出口压力过高，导致尾气压缩机C3001运行负荷偏高，同时为了维持生产，3.2MpaG蒸汽消耗量偏大。

2.2 乙苯蒸发器E3004加热蒸汽用量大

苯乙烯装置中的乙苯蒸发器是核心设备之一，主要用于将液态乙苯蒸发为气态，供后续脱氢反应使用,液态乙苯进入蒸发器后，通过乙苯蒸发器提供热量，液态乙苯吸收热量后使乙苯温度升至沸点以上，逐渐蒸发为气态，乙苯与其他高沸点组分分离，确保气态乙苯的纯度，气态乙苯从蒸发器顶部输出，进入后续的脱氢反应器，在催化剂作用下生成苯乙烯。

乙苯蒸发器E3004为脱氢反应提供进料，壳程采用由1.0MpaG蒸汽变来0.35MPaG蒸汽进行加热。其中乙苯进料有罐区冷乙苯、热乙苯（乙苯装置乙苯精馏塔直供）、循环乙苯（苯乙烯装置乙苯回收塔供给）三股。装置优化前脱氢单元50%的供料全部是冷乙苯，0.35MpaG蒸汽消耗较大。

2.3 高水比消耗蒸汽量大

乙苯催化脱氢是工业上生产苯乙烯的传统工艺，乙苯原料通过乙苯蒸发器完成配汽、蒸发和过热，然后同来自蒸汽过热炉的高温过热水蒸汽混合，升到反应温度550-650℃，然后进入反应器催化剂床层，在负压和绝热条件下发生脱氢反应生成苯乙烯。来自罐区乙苯罐的冷乙苯和乙苯装置的热乙苯在流量控制下，首先与乙苯回收塔釜液泵P4013A/B送来的循环乙苯汇合，再与来自界外的0.25MPaG的稀释蒸汽同时进入乙苯蒸发器E3004。

在脱氢单元负荷100%条件下，原设计水比（0.25MPaG蒸汽总进料/乙苯总进料）为1.5，0.25MPaG蒸汽用量为37.5t/h。苯乙烯装置0.25MPaG蒸汽主要由乙苯蒸汽发生器和0.35MPaG蒸汽提供，乙苯蒸汽发生器产生28t/h的0.25MPaG蒸汽不足够脱氢单元使用，需要1.0MPaG蒸汽变的0.35MPaG蒸汽来补充，在较高水比下，消耗的0.25MPaG蒸汽越多，即消耗的1.0MPaG蒸汽越多，苯乙烯装置蒸汽能耗占比就越高。

2.4 精馏单元加热蒸汽用量大

苯乙烯装置精馏单元主要用于分离脱氢液中的苯乙烯、乙苯、甲苯、苯等组分。由于这些组分的沸点接近，分离难度较大，各塔回流较大，消耗蒸汽量高，精馏单元主要消耗由1.0MPaG蒸汽变来的0.35MPaG蒸汽和1.0MPaG蒸汽，在苯乙烯装置中蒸汽能耗占比较大。

粗苯乙烯塔T4001是苯乙烯装置精馏单元最为最重要的分离塔，也是精馏单元能耗最高的用户，而能耗中，塔釜加热蒸汽（0.35MpaG蒸汽由1.0MpaG蒸汽变来）所占比例最大。脱氢液作为粗苯乙烯塔T4001进料，塔设计进料负荷26 t/h，操作设计压力为24KpaA，进料温度38.5℃，精馏塔的最高操作温度108℃，塔釜再沸器E4001利用0.35MpaG蒸汽进行加热，消耗0.35MpaG加热蒸汽量25t/h。

从粗苯乙烯塔T4001底出来的物料进入精苯乙烯塔T4003进行分离，塔顶气相经冷凝冷却得到最终质量分数为99.8%的合格产品苯乙烯(SM)，塔底得到副产品苯乙烯焦油，操作设计压力为12KpaA，精馏塔的最高操作温度100℃，塔釜再沸器E4009利用0.35MpaG蒸汽进行加热，消耗0.35MpaG加热蒸汽量6.5t/h。

T4001塔顶物料进入乙苯回收塔T4002进行分离，塔底热乙苯返回至反应系统循环利用，乙苯回收塔T4002回流量设计7.5t/h，塔釜再沸器E4006利用1.0MpaG蒸汽进行加热，消耗1.0MpaG加热蒸汽量3.2t/h。

2.5 工艺凝液系统加热蒸汽用量大

乙苯脱氢反应产物经过油水分离器D3005后，油相经P3001泵送至罐区和T4001塔，冷凝下来的45℃工艺凝液水则经过P3002泵送至汽提塔T3001进行汽,提，提取水中含有的少量的油再冷凝回到油水分离器D3005。工艺凝液进塔前需要0.35MPaG蒸汽（0.35MpaG蒸汽由1.0MpaG蒸汽变来）进行预热至69℃，在经过塔釜0.04MPaG蒸汽进行汽提，汽提后的73℃工艺凝液经P3003泵送至界外。

3 装置参数优化调整

3.1 调整脱氢单元水比

在保证催化剂寿命和选择性的前提下，通过降低脱氢单元水比，进而降低蒸汽消耗20000吨/年。脱氢催化剂设计水比调整前为1.5，装置100%负荷时，0.25MPaG蒸汽用量为37.5t/h。通过不断的降低水比，乙苯的转化率和苯乙烯的选择性也逐渐降低，但是我们通过稍微提高反应温度的方式来弥补，也能够保证催化剂使用达到技术协议的36个月，但是可以大幅度的降低蒸汽的能耗，这种操作对内操的精细操作要求较高，密切关注反应器的参数变化以及脱氢液的组分变化。在不影响产品质量和设备承受能力条件下，将水比逐渐下调为1.4，而反应器的差压上升趋势基本无异常，不同水比对应不同0.25MPaG蒸汽的统计表见表1。

表1 不同水比0.25MPaG蒸汽消耗统计表

负荷（%） 水比（t/t) 转化率（%） 选择性（%） 0.25MPAG蒸汽消耗（t/h）

100 1.5 64.9 97.53 37.5

1.48 64.8 97.48 37.0

1.46 64.6 97.42 36.5

1.44 64.4 97.36 36.0

1.42 64.2 97.34 35.5

1.40 64.1 97.33 35.0

通过优化操作，在保证乙苯转化率的前提下，保持了低水比在1.4时，在负荷不变情况下，可节省0.25MPaG蒸汽2.5t/h，降低0.35MPaG蒸汽的并入量，从而降低1.0MPaG蒸汽的用量。

3.2 优化调整E3004进料分配

乙苯装置生产的热乙苯温度为142℃，经产品冷却器冷却至35℃后送至罐区，罐区乙苯经泵加压后再送至苯乙烯装置作为原料，通过优化操作将热乙苯直接送至苯乙烯装置作为原料，热乙苯直接进入乙苯蒸发器，减少罐区冷乙苯进料量，循环乙苯进料量不做调整。提高热乙苯进料比例，降低罐区冷乙苯进料比例，一方面降低了乙苯装置循环水用量，另一方面节约乙苯蒸发所需蒸汽消耗量。

通过优化乙苯装置精馏单元操作，提高热乙苯进料纯度，对乙苯蒸发系统精心操作，在稳定液位和汽化共沸效果情况下，热乙苯进料提至10t/h，节约乙苯蒸发器壳程0.35MpaG加热蒸汽1.5t/h。

3.3 优化调整T4001、T4003塔操作压力

苯乙烯装置中的精馏系统是生产过程中的核心环节之一，主要用于分离反应产物中的苯乙烯、乙苯、甲苯、苯等组分。由于这些组分的沸点接近，分离难度较大，精馏系统的设计和操作对产品质量和能耗有重要影响，而粗苯乙烯塔T4001的操作决定苯乙烯产品的质量和产量，优化粗苯乙烯塔T4001操作可以优化苯乙烯产品质量，还可以降低精馏系统的蒸汽用量。

苯乙烯精馏单元粗苯乙烯塔T4001设计操作压力为24KPaA ，设计操作温度由108℃。结合该运行状况、塔液环真空泵的运行能力、塔顶冷凝器和塔釜再沸器的换热能力情况分析，T4001塔操作压力可适当下调，进一步优化操作参数。利用Aspen Plus等专业软件精准模拟，在不实施技改的情况下进行第二轮次优化，成功将T4001和T4003塔进行了精准降压操作，Aspen Plus软件模拟流程如图2所示。

图2 苯乙烯装置精馏单元Aspen Plus流程模拟图

通过优化T4001塔操作压力，塔压由 24KpaA 逐步下降至 17.5KpaA，结合化验数据分析对比调整蒸汽用量，保持塔回流量不变的情况下，塔釜操作温度由 108℃逐步下降至 97.5℃，在相同生产负荷26t/h情况下，粗苯乙烯塔T4001塔釜加热蒸汽量由25t/h，逐步下降至23.5 t/h，节约蒸汽1.5t/h。

根据T4001塔操作压力的优化调整取得的效果，同理对精苯乙烯塔T4003操作压力进行调整，该T4003塔压由设计的12KpaA逐步下降至 8.7KpaA，结合化验数据分析对比调整蒸汽用量，塔釜操作温度由100℃逐步下降至93.8℃，在相同进料负荷情况下，T4003塔釜加热蒸汽量由6.5t/h，逐步下降至5.8 t/h，节约蒸汽0.7t/h。

结合实际应用情况分析，目前各塔运行状况良好，此次能量优化不需要技术改造，不需要增加设备投资，节能降耗效果明显，大大降低了苯乙烯装置蒸汽能耗高的问题。

3.4 降低乙苯回收塔T4002回流比

乙苯回收塔T4002是一座正压操作条件下的浮阀塔，乙苯回收塔T4002塔釜再沸器1.0MPa蒸汽设计流量3.2t/h，回流量设计7.5t/h。在按照设计参数控制时，塔顶、塔釜的样品纯度非常高，远远的高于要求的分析指标，塔顶馏出物中乙苯含量小于0.01%，工艺卡片要求小于0.3%，塔釜馏出物中甲苯含量0.1%，工艺卡片要求小于2%，说明回流比偏高，分离精度高，回流比偏高意味着精馏塔的能耗较高，也就是说塔底再沸器、塔顶冷凝器一直处于较高的热负荷。在这种高回流比，高分离精度的操作下无疑的增加了苯乙烯装置的蒸汽消耗。针对这种情况，在保证分离精度的前提下，逐步下调乙苯回收塔的回流比，降低塔釜再沸器的1.0MPaG加热蒸汽用量。

最终将回流量稳定在5.5t/h，塔釜1.0MPaG蒸汽用量由3.2t/h降至2.8t/h，我们根据实际情况优化调整后，化验分析塔顶乙苯含量0.017%，塔釜甲苯含量0.15%，最终在保证了塔顶塔釜样品合格的同时，又没有造成底部的物耗损失的增加，达到了节能降耗的目的。

4 装置技术优化改造

4.1 尾气压缩机C3001系统优化改造

4.1.1 增加尾气压缩机系统深冷器

苯乙烯装置尾气压缩机C3001采取消耗3.2MPaG蒸汽的汽轮机进行驱动。脱氢尾气的温度越高，则脱氢尾气量越大，对应消耗的3.2MPaG蒸汽消耗也就越大。尾气压缩机C3001C3001入口温度偏高导致汽轮机转速偏高，出口温度、出口压力偏大，尾气压缩机C3001运行存在不稳定性。改造之前在满负荷情况下，压缩机出口温度达到78℃，汽轮机蒸汽消耗为9.5t/h。通过优化改造，在尾气压缩机C3001入口通过技改增加深冷器E3018和尾气吸收塔T3002前增加冷冻水深冷器E3009。

冷冻水深冷器E3018和冷冻水深冷器E3009的冷凝液排液至D3005，并设液封，防止串气，脱氢尾气走管程，便于日后清理冷却器。同时对尾气压缩机C3001集液包扩径改造，由DN400扩至DN600，以及集液包排液管线上增加篮式过滤器一用一备。通过冷冻水，降低脱氢尾气的温度，减少脱氢尾气气量，减少脱氢尾气中苯乙烯夹带，提高尾气回收塔回收脱氢尾气中芳烃能力的同时也降低尾气吸收塔出口脱氢尾气的温度，改善外送至界外的脱氢尾气中液相夹带问题，降低尾气压缩机C3001集液包堵塞情况的出现概率。尾气压缩机C3001入口增加冷冻水深冷器E3018，降低压缩机出口的温度至64℃，满足生产的同时下调汽轮机转速，尾气压缩机C3001透平转速由12000RPM降至9200RPM，3.2MPaG蒸汽用量减少了1.5t/h，年节约3.2MPaG蒸汽13000t。压缩机系统增加深冷器E3018流程图如图3所示。

图3 尾气压缩机C3001系统增加深冷器E3018流程图

4.1.2 3.2MPaG蒸汽回收改造增加减温减压器Q3010

3.2MpaG蒸汽自装置界外来，为了维持管网蒸汽温度保证尾气压缩机C3001运行，需要在末端进行一定量放空，造成3.2MpaG蒸汽浪费，放空量过大造成现场噪声过大。通过设计方案，得出 3.2MpaG放空蒸汽改造流程如图4所示。为保证尾气压缩机C3001与运行的同时减少蒸汽消耗，在3.2MpaG蒸汽末端放空处进行技改，增加并网至1.0MpaG蒸汽管网管线和控制系统，通过增加减温减压器Q3010将回收的蒸汽压力降至1.0MpaG、温度降至245℃进行回收。该方案保证3.2MPaG蒸汽管网稳定的同时降低苯乙烯装置1.0MpaG蒸汽的使用量和3.2MPaG蒸汽放空的浪费，降低了苯乙烯装置能耗。

图4 3.2MpaG放空蒸汽改造流程图

4.2 粗苯乙烯塔T4001系统优化改造

粗苯乙烯塔T4001进料平均温度为38℃，塔釜再沸器需要大量的0.35Mpa蒸汽进行加热，才能满足工艺参数需求。脱氢单元汽提后的温度为73℃、45t/h的工艺凝液经P3003直接送至界外，为了回收利用该工艺凝液的热量，利用外送工艺凝液的富余热量给粗苯乙烯塔T4001进料进行换热。技改增加进料预热换热器后E4005，T4001进料平均温度由原38℃提至现65℃，在相同负荷生产下，节省T4001塔釜0.35Mpa加热蒸汽1.0t/h。粗苯乙烯塔T4001进料增设加热器E4005流程如图5所示。

图5 粗苯乙烯塔进料增设加热器E4005流程图

4.3 工艺凝液汽提塔T3001系统优化改造

乙苯脱氢反应产物经过油水分离器D3005后，冷凝下来的45℃工艺凝液水则经过P3002泵送至汽提塔T3001进行汽提水中含有的少量的油。进塔前需要0.35MPaG蒸汽进行预热至69℃，为了减少蒸汽的消耗，在蒸汽加热前利用蒸汽凝液系统的热量先进行加热，通过改造项目的实施，工艺凝液由原45℃加热至现65℃，加热后的工艺凝液在经过0.35MPaG蒸汽加热至69℃。经过改造后0.35MPaG蒸汽用量减少0.8t/h。工艺凝液汽提塔T3001增设加热器E3014流程如图6所示。

图6 工艺凝液汽提塔T3001增设加热器E3014流程图

5节汽降能优化改造效益分析

东方石化通过对苯乙烯装置进行操作参数优化调整、技术改造项目实施，降低了苯乙烯装置的蒸汽单耗，经过多次的优化调整和改造，提高了蒸汽的能源利用率。采用未实施技改措施前的2017年苯乙烯的产量、1.0MPaG蒸汽单耗、3.2MPaG蒸汽单耗，与实施技改措施后的2021年苯乙烯的产量、1.0MPaG蒸汽单耗、3.2MPaG蒸汽单耗作对比。技改措施实施前后2017年、2021年3.2MPaG蒸汽消耗情况和1.0MPaG蒸汽消耗情况相关数据见表2、表3。

表2 2017年与2021年3.2MPaG蒸汽消耗情况

年度 苯乙烯产量/万吨 3.2MPaG蒸汽消耗量/吨 3.2MPaG蒸汽单耗吨/吨苯乙烯 12万吨产量时各年度工艺3.2MPaG蒸汽消耗量/万吨

2017 9.31 7.06 0.76 9.12

2021 10.94 6.62 0.6 7.2

表3 2017年与2021年1.0MPaG蒸汽消耗情况

年度 苯乙烯产量/吨 1.0MPaG蒸汽消耗量/吨 1.0MPaG蒸汽单耗吨/吨苯乙烯 12万吨产量时各年度工艺1.0MPaG蒸汽消耗量/万吨

2017 9.31 16.11 1.73 20.76

2021 10.94 13.52 1.24 14.88

通过表中数据可知，技改实施前，2017年苯乙烯产量较低，3.2MPaG蒸汽单耗较高，达到0.76，1.0MPaG蒸汽单耗也较高，达到1.73。通过相关技改措施的实施，2021年苯乙烯产量提高了1.63万吨/年，同时3.2MPaG蒸汽单耗降至0.6，1.0MPaG蒸汽单耗降至1.24，技改前12万吨苯乙烯年产量时，2017年工艺3.2MPaG蒸汽消耗量9.12万吨/年，1.0MPaG蒸汽消耗量20.76万吨/年，技改后12万吨苯乙烯年产量时，2021年工艺3.2MPaG蒸汽消耗量7.2万吨/年，1.0MPaG蒸汽消耗量14.88万吨/年。12万吨苯乙烯年产量时，2021年工艺比2017年工艺节省3.2MPaG蒸汽1.92万吨，节省1.0MPaG蒸汽5.88万吨，3.2MPaG蒸汽按270元/吨计算，1.0MPaG蒸汽按200元/吨计算，节省蒸汽产生的效益见表4。

表4 苯乙烯年产量为12万吨时2021年工艺比2017年工艺节省蒸汽效益表

蒸汽 节省蒸汽万吨/年 节省蒸汽成本万吨/年

3.2MPaG 1.92 576

1.0MPaG 5.88 1176

通过操作参数优化调整、技术改造项目实施，苯乙烯装置蒸汽单耗占比由原62.8%将至现49.5%，对比苯乙烯年产量12万吨时2021年工艺比2017年工艺节省蒸汽成本1752万元/年，使苯乙烯装置的能耗大幅度下降，装置能耗达到行业先进水平，为装置节能降耗、高效生产奠定了基础，为全厂提供了效益支持。同时降低了苯乙烯装置聚合的风险，提高苯乙烯装置的稳定生产周期，提高了苯乙烯装置的年产量。

6 结束语

东方石化苯乙烯装置在原有的基础上不断优化操作，大力进行参数优化、技术改造，打出节能技改组合拳，逐步淘汰落后的产能工艺，节约了能源，增强了系统的稳定性、安全性，经济性，在降低企业生产成本的同时，减小了污染物的排放量，达到节能降碳、绿色发展的战略目标。

该项目结合模拟软件优化实际生产，在技改前可以通过模拟不同工况下的生产情况，来分析技改的效果，对实际生产有很好的指导意义。这种方法对工业生产优化具有很高价值，通过Aspen Plus软件的换热网络，对今后节能降耗工作有一定指导性。

通过持续的降低蒸汽能耗，东方石化化工装置（乙苯苯乙烯）能耗排在行业前列，并受邀到全国乙苯苯乙烯行业作“节能专项分享”，受邀在全“炼化公司”范围内做节能改造分享，为全国的同类型装置提供了良好的参考和借鉴。

参考文献

[1] 左文明，张群，王成，等. 苯乙烯生产工艺及国产化技术进展[J]. 炼油与化工，2007,18（3): 55-26.

[2] 王明福，齐航. 苯乙烯装置用分析及节能措施[J]. 齐鲁石油化工，2007,32（4): 194-197.

作者简介:孙丰杰(1984— )，工程师，毕业于浙江大学工商管理专业 ,现任中海油东方石化有限责任公司副总经理，电话：13586866236，邮箱：sunfj4@cnooc.com.cn。