乙烯教材：60万吨年乙烯装置情况介绍[稻谷书店]

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1、第一章 前 言石油化工是第二次世界大战后发展起来的新兴工业，它以石油和天然气为原料，生产有机化工材料、精细化工产品，对工业、农业的发展、人民生活水平的提高以及整个国民经济的发展起着十分重要的作用，是国民经济的支柱产业之一。我国的石油化工生产自七十年代以来发展迅速，生产技术不断提高，生产规模不断扩大。尽管如此，仍远远不能满足国民经济的发展和人民生活提高的需要，每年需花大量外汇购买三大合成材料和石化产品。大力发展石化工业是国家规划的主要内容，目标是到2010年建成几个大型乙烯联合工程，全国乙烯生产能力达到800-1000万吨。但由于新建大型联合工程需要大量资金，而对已有装置进行改造具有两方面的优势

2、，一是可以节省投资，二是可以充分发挥原有装置管理人员、操作人员的力量，投资省，效益高，速度快。改造成为少投资多产出的捷径。扬子石化股份有限公司乙烯装置1995年底从30万吨/年规模改扩建到40万吨/年，1996年乙烯产量达到41.1万吨，实现头年改造次年达标的目标。该工程于1997年1月9日被国家经贸委授予国家“八五”技术改造优秀项目奖，并于同年6月3日由国家竣工验收委员会正式验收。进一步对该装置进行改造，使其能力提高为65万吨/年，不但可以形成更大的规模生产，发挥规模效益，同时也可以借此机会采用国内外的先进工艺、先进技术，进一步降低物耗、能耗，在激烈的市场竞争中占取主动。 65万吨/年乙烯改

3、造主要工程包括: 乙烯装置由40万吨/年改造至65万吨/年，汽油加氢装置由30万吨/年改造至50万吨/年，丁二烯装置由10万吨/年改造至20万吨/年，聚乙烯装置由15万吨/年改造至35万吨/年，聚丙烯装置由16万吨/年改造至36万吨/年。65万吨乙烯改造工程项目初步筹资额为448883.51万元（含外汇17515.68万美元），其中建设投资为414023.37万元（含外汇17515.68万美元），建设期贷款利息24309.39万元，铺底流动资金为10550.75万元。初步概算：乙烯装置投资108111.61万元（含外汇4101万美元），汽油加氢装置投资7299.32万元（含外汇55万美元），原

4、料罐区3171.59万元，成品罐区322.61万元。 65万吨乙烯改造是国家启动新的产业政策重点扶持的技改项目，给予了贴息贷款的优惠政策，在国内外有很大的影响，作为国家重点512户国有大型企业之一的扬子公司责任非常重大。扬子公司及所有参加65万吨乙烯改造设计建设单位的全体人员将克服工程量大、工期紧、施工交叉深、协调难度大等困难，团结一心、群策群力圆满完成这一伟大的世纪工程。此次65万吨乙烯装置改造原则是：1、充分发挥国有股份制企业优势，尽可能利用国内外先进技术，立足内涵发展、节能降耗，改造后装置的主要技术经济指标接近世界水平。2、总结扬子石化40万吨乙烯改造工程的经验，坚持勤俭高效的方针，加大

5、国产化力度，尽量节省投资和外汇，加快建设进度，控制基建投资，保证工程质量，做到少投入，多产出。3、充分依托现有公用工程等条件，依照投资少、时间省、效益好的原则，挖潜增效，整体优化。充分依托现有的管理、技术、操作及维修人员，做到不新增定员。4、总图布置上力求节约用地，乙烯装置在原界区内改造，不新征用地。5、加强“三废”治理，搞好环境保护，在充分利用现有设施的余量、节省投资的基础上，增建必要设施，严格实现乙烯装置排出物合格排放。6、改造方案要兼顾生产与施工的需要，尽可能减少施工与生产的交叉，统一规划分步实施。 第二章 装置概况第一节 装置设计和专利技术乙烯装置新区裂解炉部分的工艺包和基础设计由AB

6、B Lummus Heat Tranfer、BPEC共同完成；分离部分的工艺包由ABB Lummus Globol公司完成，基础设计由SPIDI和TEC共同完成；其余部分的基础设计由SPIDI完成；详细设计全由SPIDI完成。 裂解部分：采用ABB Lummus公司与中国石化集团公司技术开发中心合作开发的10万吨级大型裂解炉，具有乙烯收率高、热效率高、能耗低等优点，是当今世界上最先进的炉型之一。基础设计由中外双方合作完成，详细设计国产化。 分离部分：采用ABB Lummus公司的深冷顺序分离技术进行改造，引进工艺包，中外双方共同完成基础设计，由国内完成详细设计。改造将引进先进的急冷油粘度控制系

7、统、二元制冷系统等新工艺、新技术。 新区汽油加氢装置采用先切割C5和C9馏份，再二段加氢的技术。为了处理新增加的约20万吨/年裂解汽油，根据原有装置已无余量的情况，增加了规模为20万吨/年的生产线。由于二段加氢国产化技术已开发成功，相应的催化剂也已国产化，并有多套装置的运行经验，第二轮改造采用国产化技术，从工艺包到详细设计均由国内完成。第二节 乙烯装置的生产规模扬子乙烯装置于1978年12月自日本东洋工程公司引进，年产30万吨乙烯。生产技术采用Lummus公司的SRT-I、III型裂解炉和顺序深冷分离工艺，1987年投产。1995年改造到40万吨/年乙烯生产能力。第二次技术改造使装置的能力进一

8、步扩大，同时物耗、能耗也降低到新的水平。改造后的公称生产能力为65万吨/年乙烯，改造前后设计年操作时间均为8000h。根据中国国际工程咨询公司关于扬子石油化工有限责任公司65万吨乙烯改造工程可行性研究报告的评估报告（咨化轻1999339号）和附件一专家组评估意见：所有乙烯工艺装置的设计能力，已按70万吨/年乙烯能力设计。第三节 乙烯装置生产模式和相应的处理能力1、乙烯装置将有两种生产模式：模式I：四台新的SRT-型炉操作(其中包括一台备用炉)模式II：三台新的SRT-型炉操作，一台清焦两种操作模式下的装置生产能力，详见下表：模式I(2)裂解炉及急冷区裂解气压缩机分离回收COP(MPaA）能力(

9、1)能力(1)能力(1)新区0.211400300300老区0.204300400400小计700700700模式II(3)裂解炉及急冷区裂解气压缩机分离回收COP(MPaA)能力(1)能力(1)能力(1)新区0.176300300300老区0.232400400400小计700700700注： (1)单位为KTA。 (2)在模式I时，新区急冷塔(E-DA-1104)塔顶气相（相当于100KTA乙烯）送入老区裂解气压缩机入口。(3) 在模式II时，新区无裂解气进入老区裂解气压缩机。2、乙烯装置裂解深度为丙烯/乙烯 0.45和0.5(wt)。 结合原料情况可分成下列四个工况：工况1A：丙烯/乙烯

10、0.45，原料为轻石脑油、石脑油、HVGO和AGO工况1B：丙烯/乙烯0.5，原料为轻石脑油、石脑油、HVGO和AGO工况2A：丙烯/乙烯0.45，原料为轻石脑油、石脑油、HVGO工况2B：丙烯/乙烯0.5，原料为轻石脑油、石脑油、HVGO基于年操作时间为8000小时，乙烯装置的能力(包括乙烷返回)如下：工况乙烯，t/h丙烯，t/h工况1A-模式I87.540.35工况1B-模式I87.543.16工况2A-模式II87.539.92工况2B-模式II87.542.98乙烯装置的原料应根据下表：方案1B2A2B深度0.450.50.450.5进料（kg/h）轻石脑油42，22043，19541

11、，74042，775石脑油126，900129，586125，219128，324AGO28，20028，79700HVGO126，90086，390111，305114，065循环乙烷18，86819，58819，09119，934第四节 乙烯装置与下游装置的物料关系乙烯裂解料：213万吨/年电力：4449 KwH循环水：34400吨/小时氮气：1090m3/h(N)工厂风：22169 m3/h(N)仪表风：2450m3/h(N)燃料：54204Mmcal/h 65 万 吨 / 年 乙 烯 装 置乙烯：65万吨/年（去BL）丙烯：31.93万吨/年（去BL）氢气：2.49万吨/年（去BL）甲

12、烷：0.87万吨/年（去BL）裂解汽油：43.88万吨/年（去DPG）混合C4：22.5万吨/年（去GPB）裂解燃料油：7.0万吨/年（去BL）碳三液化气：1.81万吨/年输入SS：199.665吨/小时HS：206.570吨/小时（去BL）MS：48.014吨/小时（去DPG和GPB）LS：1.4吨/小时（去GPB）循环回水：34400吨/小时排放气（烟气）：671900 m3/h(N)废水：17吨/小时（去污水处理）上述数据均依据方案1B工况第三章 装置工艺第一节 乙烯装置1、 乙烯装置的原料工况乙烯装置有两种原料工况，即工况1和工况2：原料工况1工况2轻石脑油1515石脑油4545HVG

13、O30(1)40(1)AGO100总计100100注：1)HVGO由60的VGO(HP)和40的HVGO(MP)组成。2、乙烯装置的原料规格(设计值)2.1石脑油密度（20）0.7254 g/cm3ASTM D-86IBP4610%7330%9950%12170%14390%169EBP190元素分析C10-2(w)85.2H10-2(w)14.75S10-6(w)500N10-6(w)4.5PONA：P10-2(w)60.36n-P10-2(w)30.53i-P10-2(w)29.83N10-2(w)29.75A10-2(w)9.892.2 AGOASTM D-86IBP1991010%20

14、51030%2551050%2801070%3021090%32510EBP35010密度（20,g/cm3）0.82350.01酸度（mg KOH/100ml）25-30硫含量10-2(w)0.24氮含量10-6(w)165残余碳0.2(蒸馏终点)2.3HVGOHVGO由60高压HVGO和中压40HVGO组成。HVGO（HP）HVGO（MP）ASTMD-1160D-1160IBP（）259102651010%284102831030%3021050%346103261070%3571090%429103961095%/ EBP455/48010412/44210硫含量10-6(w)28氮含量

15、10-6(w)26氢含量10-2(w)14.11密度（20,g/cm3）0.8170.010.81690.01酸度（mg KOH/g）0.05凝固点（）18残余碳10-2(w)0.01粘度（50，m2/s）4.261粘度（100，m2/s）1.4122.4 轻石脑油组成摩尔百分数C4组分4.46正构碳五9.15异构碳五36.54正构碳六3.01异构碳六46.84总计100.003、产品及付产品技术规格(设计值)3.1 产品规格聚合级乙烯乙烯99.9510-2(v)min甲烷和乙烷50010-6(v)max乙炔510-6(v)maxC3和更重烃1010-6(v)max氧110-6(v)maxCO

16、110-6(v)maxCO2510-6(v)max氢510-6(v)max硫，以硫化氢计110-6(v)max水110-6(v)max氯，以氯化氢计110-6(v)max醇，以甲醇计510-6(v)max 聚合级丙烯：丙烯99.610-2(v)min丙烷0.410-2(v)max乙烯1010-6(v)max乙炔110-6(v)max甲基乙炔和丙二烯510-6(v)max丁二烯110-6(v)max丁烯110-6(v)max氧410-6(v)maxCO110-6(v)maxCO2310-6(v)maxH2510-6(v)max硫110-6(w)maxH2O2.510-6(w)max醇，以甲醇计1

17、10-6(w)max氯，以氯化氢计110-6(w)max3.2副产品规格 干氢富气H29510-2(v)MinC2S0.110-2(v)MaxCH4平衡CO510-6(v)MaxCO2510-6(v)Max水氧510-6(v)Max硫，以硫化氢计110-6(w)Max氯，以氯化氢计110-2(v)Max 湿氢富气：H29510-2(v)MinC2S0.110-2(v)MaxCH4平衡CO510-6(v)MaxCO2510-6(v)Max水2.94MPaG，40下饱和水甲烷富气(作燃料气用)：甲烷93.810-2(v)氢5.010-2(v)乙烯和一氧化碳1.210-2(v)碳三液化气：丙烯5.0

18、10-2(v)丙烷94.410-2(v)C4烃类0.610-2(v)混合C4：C4烃类99.010-2(v)C3烃类0.510-2(v)C5烃类0.510-2(v)max.裂解汽油：C4S0.510-6(v)max实沸点蒸馏干点205裂解燃料油：闪点140沸程288粘度(50, m2/s)1.80低热值38957.6kJ/kg4、催化剂、化学品规格(设计基础)4.1催化剂甲烷化催化剂UCI-C13-4-04或相当的乙炔加氢催化剂UCI G58D或相当的C3加氢催化剂BRICI/LGI或相当的4.2干燥剂干燥剂UOP3A或相当的4.3化学品阻聚剂RIPP-1402或相当的苛性碱20浓度甲醇99.

19、05、公用工程规格(设计基础)5.1蒸汽项目压力(MpaG)温度超高压蒸汽11.5520高压蒸汽4.26390中压蒸汽1.6295低压蒸汽0.35210低压蒸汽(饱和)0.35饱和5.2超高压锅炉给水温度，145压力，MpaG14.4 总铁，ppm0.03 max.溶解氧，ppb7 max.二氧化硅，ppm0.02 max.PH值8.5-10.0油含量无5.3循环冷却水压力(MPaG)温度()上水0.6033下水0.2543（最大）污垢系数0.00054m2/W5.4电三相交流四线制，中线接地，380/220V，50Hz电动机动力接线：150KW以上，交流6000V150KW以下，0.2KW以

20、上，交流380V小于0.2KW，采用单相交流220V，50Hz照明单相交流220V，50Hz仪表采用单相交流220V，50Hz 直流24V控制回路交流380V/220V，50Hz直流220V额定电压偏差6000V7额定频率偏差50Hz0.5Hz5.5工艺空气压力 MpaG不小于0.6温度 环境温度5.6仪表空气露点 （在0.7MPaG下）-40压力 MpaG不小于0.6温度 环境温度备注无油、无尘5.7氮气氮 VOL99.99氧10 ppm露点 -60油无压力 MpaG0.50.7温度 环境温度第六节 生产过程与基本原理 原料在高温下汽化并发生裂解反应，生成氢、甲烷、乙烯、丙烯等低级烯烃及其它

21、反应产物。这些反应产物经冷却、压缩、碱洗、脱水，脱炔、精馏等步骤后得到乙烯、丙烯等产品。分离出的乙烷返回裂解炉作为裂解原料。1、裂解烃类原料在高温条件下发生断链与脱氢反应，生成低级烯烃的过程称为裂解。裂解反应通式如下：脱氢反应：R-CH2-CH3R-CH=CH2+H2 （a）断链反应：R-CH2-CH2-RR-CH=CH2+RH（b）式中的R，R为烷基，如甲基CH3，乙基CH2CH3等。一般来说式（b）比式（a）容易进行，尤其是碳链长时容易断裂，对于断链反应来说，位于两端的CC链又比中间的CC链易断裂。 但是，高温下的裂解反应十分复杂，不仅同一种反应物会发生不同的反应，反应的生成物也会继续反应

22、。它们包括脱氢、断链、异构化、脱氢环化、芳构化、脱烷基化、歧化、聚合、脱氢缩合、脱氢交联、碳化等。通常把生成乙烯、丙烯等目的产物的反应称为一次反应，目的产物的继续反应称为二次反应。操作的关键在于促进一次反应的完全进行及抑制二次反应的发生。因此，在具体操作中要迅速将原料加热到反应温度，经极短时间高温反应后，又很快地把裂解气降温以终止反应。从化学热力学角度分析，不论断链与脱氢，反应产物的体积均增大。例如C2H6C2H4 H21体积 1体积 1体积C3H8C2H4 CH41体积 1体积 1体积而二次反应是一个反应体积缩小的反应。因此，降低压力可以促进生成乙烯的一次反应和抑制发生聚合的二次反应，从而减

23、轻结焦的程度。从化学动力学角度来分析，降低压力对一、二次反应均为不利，只是程度不同，其中对二次反应更为不利，考虑到高温下一次反应的速度已经很大。因此，宜采用在较低的压力下裂解。但降压受到炉管阻力的限制，同时负压操作也不安全。一般采用在原料中添加惰性稀释剂如稀释蒸汽以降低烃类的分压，达到减压操作的目的。水蒸气具有稳定、无腐蚀、易于分离等特点，可减少原料中硫化物对炉管的腐蚀，防止和清除管内部分结碳（C+H2OCO+H2），阻止镍、铁对烃类的分解作用，同时具有价格低廉等优点。因此，被本装置采用。2、分离裂解气是一个多组份的混合物，含有许多低级烃类，主要是甲烷、乙烯、乙烷、丙烯、丙烷与碳四、碳五烃类，

24、还有氢和少量碳二、碳三炔烃、一氧化碳、二氧化碳及惰性气体等杂质，其各组份含量将随原料裂解的深度而改变。产品分离程度取决于对产品加工的要求，通常供聚合用的乙烯、丙烯通过深冷分离获得。（工业上习惯将在低于100的低温下进行的深度冷冻称为深冷）。下表 列举了低级烃类的主要物化参数表6-2-1 氢、一氧化碳及某些低级烃类的主要物化参数组份分子量沸点临界温度临界压力（atm）H22.016-252.5-239.912.80CO28.011-191.5-140.2334.53CH416.043-161.5-82.6245.36C2H428.045-103.70.1949.73C3H642.080-47.7

25、91.845.6C3H844.096-42.0696.5941.98我们知道，物质液化的必要条件必须低于临界温度，否则，再加压也不能液化。从上述数据可见，甲烷在45.36大气压下。82.62才能液化，氢气则更难液化，乙烯以上的组份就较易液化。因此，裂解气在去除CH4 、H2以后的其它组份的分离则较为容易。本系统采用鲁姆斯公司传统的前脱氢、后加氢深冷顺序分离流程。所谓深冷分离法即是利用石油裂解气中各种低级烃类相对挥发度的不同，用精馏方法在100以下将裂解气中的氢和甲烷与其它烃分开，同时通过精馏，在适当的温度和压力下将烃类逐一分离，并用净化的方法去除杂质，得到高纯度的乙烯和丙烯。分离包括压缩、净化

26、、脱水、制冷、深冷分离等过程。3、压缩低级烃类沸点很低，常压下的冷凝势必消耗许多低温能量及低温材料。根据物质的冷凝温度随压力的增加而升高的原理。如表6-3-1所示，提高压力，可提高深冷操作的温度，节省低温能量和低温材料。表6-3-1不同的压力下裂解气某些组份的冷凝温度大气压11015202530氢气-263-244-239-238-237-235甲烷-162-129-114-107-101-95乙烯-104-55-39-29-20-13乙烷-88-33-18-7311丙烯-47.792937.143.847压缩后的裂解气经冷却后，重组份烃类及水分会冷凝下来，减少了干燥及低温分离的负荷。加压的不

27、利方面是对设备的材质要高要求，增加动力消耗；低温分离部分精馏塔釜温因加压而升高，不饱和烃类易聚合；同时加压使组份间相对挥发度下降，对分离造成了困难。因此采用的压力要从经济及技术等方面考虑。本系统采用五段离心式压缩机，最终压力为36kg/cm2（表压）。采用多段压缩可防止段间温度过高，造成烃类聚合结焦及减少动力消耗等优点。离心式压缩机又称透平压缩机。它占地少，输气量大。可长时间连续运转，气流稳定均匀，又具有维修量少，制造成本经济，并能与蒸汽透平机组合，可使装置副产品的蒸汽有效的利用等特点。6.3.1净化（1） 酸性气体脱除主要是二氧化碳及硫化氢，同时含有少量有机硫化物。如氧硫化碳（COS）、二硫

28、化碳（CS2）、硫醚（RSR）、硫醇（RSH）及噻吩等。本系统采用10碱液脱除H2S与CO2酸性气体。吸收机理：碱液的吸收反应如下：H2S+2NaOHNa2S+2H2OCO2+2NaOHNa2CO3H2OCOS4NaOHNa2SNa2CO3+2H2ORSH+2NaOHROH Na2SH2OCS26NaOH2 Na2S+ Na2CO3+3H2O低温高压有利于反应向右进行。吸收酸性气体后的废碱液送净化车间用CO2脱除硫化物后送水厂生化处理。（2）脱水低温下水要结冰，常温及高温下轻质烃类会与水生成白色的水合物晶体。如CH46H2O、CH47H2O、C2H67H2O 、 C3H87H2O等，引起设备及

29、管道的堵塞。本装置选用SHOWA ONOX 3A分子筛，颗粒为3.2m/m及1.6m/m。万一系统的某部分出现局部冷冻现象，备有一个注入甲醇解冻的设施。（3） CO及炔烃的去除乙炔会使各类催化剂中毒。影响聚合物的性能，乙炔的积累易引起爆炸，应予除去。本系统采用在催化剂存在下加氢的方法，既除去了炔烃又增加了乙烯、丙烯的产量。乙炔加氢反应C2H2+H2C2H4+42.2KcalC2H2+2H2C2H6+76.5KcalC2H4+H2C2H6+34.3KcalnC2H2+mH2绿油（油状或低分子聚合物）热量选用钯催化剂（北京化工研究院）。操作时应尽量控制反应到生成乙烯时止。碳三加氢反应CH3-CCH

30、+H2CH3-CH=CH2+39.6KcalCH2=C=CH2+H2CH3-CH=CH2+41.4Kcal CH3-CH=CH2+H2CH3-CH2-CH3+29.9Kcal同样应防止生成的丙烯损失掉，采用北京化工研究院钯催化剂液相加氢。碳二与碳三所需要的氢气来自于深冷系统的冷箱中，其中含有会使加氢催化剂中毒的一氧化碳，因此要先除去：CO+3H2CH4+H2O少量的CO2与O2也同时除掉CO2+4H2CH4+2H2OO2+2 H22H2O一氧化碳甲烷化的催化剂选用镍催化剂，反应中生成的水分在干燥器中用3A分子筛除去。6.4制冷 深冷分离中压缩后的裂解气还需降温到100以下，因而需向裂解气提供致

31、冷量，为了尽可能的节省低温冷量，乙烯老区采用丙烯、乙烯及甲烷三种制冷剂。提供下述温度（）冷冻级。丙烯制冷压缩机冷级：18、2、-23、-40乙烯制冷压缩机冷级：-62、-75、-101甲烷制冷压缩机冷级：-135.8乙烯新区采用丙烯及乙烯与甲烷二元制冷，提供下述温度（）冷冻级。丙烯制冷压缩机冷级：18、2、-23、-40二元制冷压缩机冷级：-40-1366.5深冷分离裂解气中各种低级烃类在加压、低温下相对挥发度不同，通过精馏的方法将它们逐一分出。分离的次序是先把比甲烷更轻的氢气与乙烷、乙烯，及比乙烷、乙烯更重的组份分离的塔称为脱甲烷塔；将乙烯与乙烷分离的塔称为乙烯精馏塔；将乙烷及比乙烷更轻的组

32、份与碳三馏份及比碳三馏份更重的组份分离的塔称为脱乙烷塔，以此类推，从脱丁烷塔顶出来的馏份进入丁二烯抽提单元，塔底馏份进入汽油加氢单元。本装置分离工段是将脱甲烷塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔、脱丁烷塔顺序排列来进行裂解气分离，故也叫做深冷顺序分离流程。7、生产方法、工艺技术路线及特点7.1 工艺技术路线及特点（1）裂解炉技术路线及特点裂解炉作为生产乙烯的关键设备，在最近30年来得到了迅速发展，其中管式裂解炉的发展尤为迅速，各种炉型竞相问世。现在世界乙烯产量的99以上是用管式裂解炉生产的。裂解区采用ABB Lummus Heat Transfer与中石化技术开发中心联合开发的四台10万吨/年的SRT-型炉

33、，裂解轻石脑油、石脑油、HVGO和AGO制得氢气、乙烯、丙烯及其他烃类产品。该炉采用两程炉管设计，其构型为4-1，缩短了停留时间，降低了烃分压，提高了裂解炉的选择性。采用文丘里控制第一程炉管进料分布，保证每根炉管进料均匀。炉子运转周期为5065天。该炉型改善了对流段和辐射段的传热设计，消除了死区，使横跨温度控制在5。改进了炉子的机械设计，包括炉管的吊挂设计等，以消除热应力减少炉管变形，延长使用寿命。此外，该炉还采用新型的浴缸式废热锅炉，它具有更迅速，更有效地把高温裂解气冷却下来的特点，有利于降低二次反应影响，提高乙烯收率，延长运行周期。（2）分离技术路线及特点乙烯分离采用顺序分离技术，引进了粘

34、度控制系统、二元冷冻系统新技术。A. 粘度控制系统来自汽油精馏塔底部的急冷油通过乙烷裂解气汽提，使循环急冷油中(中沸程)组成的浓度提高，循环急冷油的粘度降低，使得汽油精馏塔塔底温度提高，这样就使整个急冷水系统、急冷油系统及稀释蒸汽发生系统得到改善。B. 二元制冷技术二元制冷由5010-2(v)甲烷和5010-2(v)乙烯组成，用一个新的蒸汽透平驱动的离心式压缩机提供冷量。二元制冷是一个整体系统，它取代甲烷制冷系统和乙烯制冷系统，单个二元压缩系统与单独的甲烷和乙烯制冷机械不同，在总投资成本、运行/维护费用方面及总能效方面都优于单独机械运行。乙烯分离部分由急冷区、压缩区、冷区和热区组成。急冷区：将

35、裂解炉出来的裂解气经油淬冷后再经油冷却、水冷却，将汽油和更轻组分作为塔顶的气相产品送入压缩区，同时得到柴油和燃料油产品。压缩区：通过五段压缩使裂解气出口压力达到3.576MPaG，通过碱洗脱除酸性气体并得到裂解汽油产品。冷区：裂解气经过一组换热器和冷箱将裂解气深冷到-164得到氢气和低压甲烷产品，中间冷凝的物质进入脱甲烷塔，从脱甲烷塔塔顶得到高压甲烷产品，脱甲烷塔塔釜产品经脱乙烷塔、乙炔加氢反应器和乙烯精馏塔得到乙烯产品。热区：将C3、C4及C5和C5以上组分通过精馏塔得到丙烯产品、C3LPG产品、混合碳四产品及裂解汽油产品。7.2 工艺流程简述 裂解炉区四台裂解炉中的E-BA-1101和E-

36、BA-1102为轻油裂解炉，裂解原料主要是重石脑油、轻石脑油、加氢C4和返回乙烷；E-BA-1103和E-BA-1104为重油裂解炉，裂解原料主要是HVGO、AGO和重石脑油。正常情况下，四台炉子都不裂解返回乙烷，新区产生的乙烷将送入老区的8#裂解炉进行裂解，只有当老区乙烷炉发生故障时，返回乙烷才会临时在新建的轻油炉子裂解。为了提高新裂解炉的热效率和满足环保要求，新裂解炉都只采用燃料气为燃料。原料罐区U-FB-1301贮罐中的AGO由泵E-GA-1101A,B送入AGO预热器E-EA-112，预热至60。原料罐区U-FB-1323C中的HVGO由泵U-GA-1318A,B,C送至HVGO预热器

37、E-EA-1112，预热至80。贮罐U-FB-1302B中的重石脑油经泵U-GA-1316A,B,C后送至石脑油预热器E-EA-1151，预热后的温度为60。经过预热后的AGO、HVGO和重石脑油送至裂解炉的界区，轻石脑油从贮罐U-FB-1302C中由泵U-GA-1317A,B直接送至裂解炉界区。裂解原料(重石脑油、HVGO、AGO)分成六组并经调节阀送入裂解炉对流段最上部预热段。从急冷区来的稀释蒸汽(温度185，压力0.607MPag)进入界区后，也分成六组。轻油裂解炉只需一段注汽。重油裂解炉需两段注汽，此时每组稀释蒸汽又分为一段注入DS和二段注入DS，每段注入蒸汽都经过调节阀控制蒸汽用量，

38、一段蒸汽不经过预热，其用量大致为DS总量的30%40%，它与预热后原料烃混合后再进入对流段中段原料预热段，二段 DS经对流段DSSH过热至约520550，通过一个特殊混合器与在中段预热后的原料烃再次混合，并且使重质裂解原料迅速达到全部汽化；混合后的烃蒸汽再次进入到对流段最下部原料烃预热段。从对流段最下部原料烃预热段流出的烃蒸汽已经被加热至570640。六组裂解原料烃蒸汽通过横跨管线经文丘里分配管进入到裂解炉的辐射段。辐射段设有24个4-1炉管，每4个4-1炉管为一组，整个炉子分为6大组裂解原料在这里进行裂解反应。裂解炉管的出口温度高达815840。从辐射段流出的高温裂解气，分别进入6个浴缸式T

39、LE，将高温裂解气迅速冷却至650(重油裂解炉)或525(轻油裂解炉)以下。TLE和汽包共同构成一个热虹吸系统，产生12.2MPag的超高压饱和蒸汽，该饱和蒸汽在对流段的超高压蒸汽过热段USSH、MSSH、LSSH内加热至525后并入超高压蒸汽管网。另外超高压锅炉给水也在对流段的BFW段进行预热，预热后的锅炉给水进入到高压汽包。自TLE流出的裂解气进一步用油淬冷至210 220，然后油、气混合物通过裂解气输送管道流入急冷回收系统汽油精馏塔E-DA-1101。E-BA-11011104炉均使用气体燃料，底部燃烧器的热负荷占全部的85%，其好处在于操作便利、炉膛温度控制稳定。 急冷区裂解气出裂解炉

40、后，立即进入废热锅炉冷却，再经油急冷送至汽油精馏塔E-DA-1101，DA-1101塔顶温度108，压力0.069MPaG，塔底温度210，压力0.082MPaG。在塔内裂解气被进一步冷却，汽油和更轻组分作为塔顶气相送至水急冷塔E-DA-1104，裂解柴油从侧线抽出进入柴油汽提塔E-DA-1106，汽提后该产品送至界区贮罐，裂解燃料油从塔底抽出进入燃料油汽提塔E-DA-1103（位于老区），汽提后该产品送至界区贮罐。裂解气的热量通过从汽油精馏塔底抽出的循环急冷油经稀释蒸汽发生器产生稀释蒸汽以及工艺水预热器得到回收。新急冷区设计采用独立的减粘系统。由于新区没有乙烷裂解炉，从汽油精馏塔底抽出的部分

41、急冷油和来自老区乙烷裂解炉E-BA-108经急冷锅炉冷却的550裂解气在急冷器E-HB-1108中混合，温度达到300。混合后进入燃料油汽提塔E-DA-1103（位于老区），该塔塔顶温度301，压力0.087MPaG，塔底温度294，压力0.092MPaG，以少量中压蒸汽汽提，浓缩中沸程馏分并控制燃料油产品的闪点，塔顶气相作为汽油精馏塔的进料以达到降低循环急冷油粘度的目的。水急冷塔E-DA-1104塔顶温度40，压力0.065MPaG，塔底温度85，压力0.068MPaG。从汽油精馏塔顶来的裂解气在水急冷塔中与逆流的循环急冷水直接接触而被冷却和部分冷凝。塔底抽出的循环热水用于向工艺系统提供低能

42、位的热量，主要用于脱乙烷塔再沸器、丙烯精馏塔再沸器、石脑油、AGO、HVGO和循环乙烷的进料预热器等处，后通过冷却水进一步冷却。四台新裂解炉都操作时塔顶气送入新、老裂解气压缩机，当只开三台新裂解炉时只送入新裂解压缩机。由此也导致急冷水系统在新老区之间的不平衡，故从新急冷水系统补充老急冷水系统所需的数量，并且返回相同的数量。水急冷塔内冷凝的汽油与急冷水和稀释蒸汽凝水进入塔底沉降槽进行油水分离。为避免乳化，可以注入适当pH值的消泡剂且作用在pH值7.58.5，并通过工艺水汽提系统注碱稳定该值。分离出来的汽油大部分作为汽油精馏塔的回流，其余部分去废碱萃取系统，以及作为DPG装置的平衡。分离出来的稀释

43、蒸汽凝水由工艺水汽提塔加料泵送经工艺水过滤器后进入工艺水汽提塔E-DA-1105，该塔塔顶温度117，压力0.079MPaG，塔底温度121，压力0.10MPaG，以再沸蒸汽或新鲜蒸汽汽提，汽提出的酸性气体和轻烃返回水急冷塔。塔底工艺水由稀释蒸汽发生器进料泵经急冷油预热进入稀释蒸汽发生器E-EA-1123，温度167，压力0.64MPaG，以急冷油为热源产生稀释蒸汽，稀释蒸汽过热后返回裂解炉。压缩区来自水淬冷塔塔顶的气体在带有级间冷却器的五段离心式压缩机GB-1201中压缩到3.65-3.7MPaG。裂解气首先进第一段吸入罐，罐内液体经泵送至水冷塔，气体进入裂解气压缩机一段入口。经一段压缩冷却

44、器，裂解气温度由94冷却至41，然后进入二段吸入罐。罐内凝液中的油相从侧部用泵送回汽油汽提塔，水相从罐底送到一段吸入罐。气体经二段压缩后进冷却器，裂解气被冷却至41后进入三段吸入罐，三段吸入罐的凝液回到二段吸入罐；气体进入压缩机，经压缩冷却，裂解气被冷至41后进三段排出罐，罐内凝液返回三段吸入罐，气体加热后送入碱洗系统，以除去酸性气体。裂解气经过三段碱洗以除去其中的H2S和CO2，在碱洗塔上部用水洗涤以防止碱液被带入下游设备。在碱洗塔塔底采取措施以除去形成的黄油。碱洗塔塔底废碱经汽油洗涤后在聚结器中分离以减少其中的黄油，然后送到界区外。洗涤汽油用水洗涤后在另一聚结器中除去碱，然后送入急冷塔。废

45、碱和洗涤水送界区外处理。裂解气经碱洗后进入四段吸入罐，四段吸入罐的液体返回水洗塔，气体进压缩机四段入口，经压缩、冷却后进五段吸入罐，吸入罐中的烃类凝液与水分离后送到凝液汽提塔。在汽提塔内用低压蒸汽加热的再沸器所产生的蒸汽将烃液体中的轻组分从C3+中汽提出来。塔顶气体返回四段吸入罐，塔釜液体进入脱丙烷塔。四段、五段以及干燥器进料洗涤系统的凝水送回急冷塔。五段出口裂解气经水冷却后送入干燥器进料洗涤塔，在塔内气体与来自干燥器进料洗涤塔回流罐的烃类凝液逆流接触洗涤，塔顶气体用丙烯冷剂及脱乙烷进料冷却到15，液气混合物进入干燥器进料洗涤塔回流罐。回流罐分离出来的液体用泵送到洗涤塔顶部做回流，而气体送往裂

46、解气干燥器，烃凝液在洗涤塔底部与水分离后用泵送往凝液汽提塔顶部。压缩机五段出口裂解气经冷却后去裂解气干燥器进行干燥。冷区（1）深冷系统来自裂解气压缩机的裂解气在分子筛干燥器中进行干燥，然后进入深冷系统。在深冷系统中，热物流裂解气（15）与冷物流进行换热，被逐步激冷到-72，-99和-136三个温度级别，冷物流主要由尾气（循环乙烷、脱甲烷塔塔底出料、甲烷、氢气）和冷剂（丙烯冷剂、乙烯冷剂和二元冷剂）组成。在每一温度级别，裂解气在脱甲烷塔进料分离罐中闪蒸，从气相中分离出凝液，凝液进入脱甲烷塔，气相进入下一级冷箱中继续冷却。在新区采用二元冷剂取代乙烯冷剂。-72分离罐E-FA-1304分离出的凝液分

47、成两股物流，其中一股物流经闪蒸后用于冷却另一股物流，这两股物流在不同位置分别进入脱甲烷塔NO.2（E-DA-1301）。为提高二元冷剂的效率和脱甲烷塔塔顶的气-液比，-136分离罐E-FA-1306的凝液仍旧回入冷箱E-EA-1310X，换热至-132，然后进入脱甲烷塔E-DA-1301。为减少氢气的损失，老区-128分离罐E-FA-306顶部的气相抽出，一股（约为30）送入新区氢气-甲烷分离系统，以回收其中的氢气，减少老区中压甲烷中氢气的含量；其余的气相以及新系统的-136分离罐E-FA-1306顶部的气相分别进一步冷却至-167和-163，以使粗氢（9510-2(w)的氢气、平衡甲烷和一氧

48、化碳）从甲烷和较重烃的凝液中分离出来。甲烷和较重烃的凝液用作把-128/-136分离罐顶部的气相冷却到-167/-163的冷源。一定量的粗氢气被混合到低压甲烷中，以获得合适的温度把裂解气冷却至-167/-163。粗氢在进行甲烷化反应之前需用裂解气进一步加热。新增的氢气/甲烷分离系统都为单级分离系统。新系统分离出的甲烷分为中压甲烷及低压甲烷，低压甲烷进入新冷箱系统进行换热，然后由燃料气压缩机E-GB-1301送至燃料气系统；中压甲烷返回至老冷箱E-EA-361/362换热后，分别进入老区及新增燃料气系统。（2）脱甲烷塔脱甲烷塔用于将C1及更轻的组份从C2组份中分离出来。脱甲烷塔E-DA-1301

49、为一板式塔，并有中间再沸器E-EA-1319和塔底再沸器E-EA-1317，两再沸器均用裂解气作为热源。新区不再使用甲烷冷媒系统。老区脱甲烷塔和新增脱甲烷塔合用一塔顶气相冷凝系统，塔顶气相分别用二元冷媒冷却。由于老区不再使用E-GB-302A/B，新增老区脱甲烷塔回流泵E-GA-1303A/B冷却下来的物流在脱甲烷塔回流罐E-FA-309中闪蒸，液相用回流泵E-GA-1303A/B送入脱甲烷塔E-DA-301作为回流；在新系统中，冷却下来的物流在脱甲烷塔回流罐E-FA-1309中闪蒸，液相用回流泵E-GA-1301A/B送入脱甲烷塔NO.2作为回流。塔顶的气相甲烷分别送回新增及现有深冷系统以回

50、收冷量，然后用于再生裂解气干燥器，湿气送至燃料系统。两个脱甲烷塔的塔底出料也送入深冷系统以回收冷量，然后分别送入脱乙烷塔E-DA-401/1401。3)甲烷化反应系统：从氢气甲烷分离罐E-FA-1307顶部分出的粗氢气体返回新增冷箱回收冷量，再经过加热后送入甲烷化反应器E-DC-1301。甲烷化反应器为固定床反应器，将粗氢中含有的CO加氢后生成甲烷，以脱除CO。出料经过冷却及干燥后为氢气产品，除提供给装置内加氢反应器使用外，干氢气产品将送出界区。一部分湿氢产品送往裂解汽油加氢装置，其余则作为湿氢产品送出界区。 脱乙烷塔、乙炔加氢、乙烯精馏系统该系统的作用是从重组份中分离C2组分，乙炔加氢转化为

51、乙烯和乙烷，并从乙烷及更重组份中分离出乙烯产品。该系统包括脱乙烷塔E-DA-1401、乙炔加氢反应器E-DC-1401、乙烯精馏塔E-DA-1402及其配套设备。来自脱甲烷塔塔底的物料经过预热后进入脱乙烷塔。新区脱乙烷塔E-DA-1401采用塔顶全馏分加氢系统，塔顶回流冷凝器E-EA-1460仅在开车时使用，通常塔顶气相直接进入乙炔加氢反应器，从乙烯精馏塔E-DA-1402侧线抽出一股物料送至脱乙烷塔E-DA-1401作回流。脱乙烷塔再沸器采用急冷水和低压蒸汽加热，塔底物料进入高压脱丙烷塔E-DA-1404B。在乙炔转化器中，氢气与烃类在催化剂反应床上混合，乙炔加氢转化为乙烯和乙烷。该反应为放

52、热反应，反应热由中间冷却器和后冷却器带走。脱乙烷塔E-DA-1401塔顶气相经过E-EA-1448A/B和E-EA-1450加热后，进入乙炔转化器E-DC-1401A/B，出料经过E-EA-1455、E-EA-1448冷却，然后与来自乙烯精馏塔E-DA-1402的侧线流股在绿油分离罐E-FA-1418中进行混合和洗涤，以除去反应生成的绿油。经闪蒸后，液相用泵E-GA-1450A/B送入脱乙烷塔作为回流。加氢后的C2物流经干燥以后进入乙烯精馏塔E-DA-1402。乙烯精馏塔（E-DA1402）为浮阀塔。在乙烯精馏塔顶第11板分离出纯度达99.95的乙烯送至乙烯球罐。塔上部11板为甲烷脱除段，以除

53、去乙炔加氢时2带入的甲烷和未反应的氢气，此股尾气最终返回到EA1206或DA1301。乙烯经蒸发后，分作高压乙烯和低压乙烯送出界区。塔底乙烷及重组份循环返回至裂解炉。热区脱丙烷塔和脱丁烷塔脱乙烷塔E-DA-1401的塔底产品和凝液汽提塔E-DA-1202底部产品中的C3馏份与C4以及更重的馏份在脱丙烷系统中进行分离。脱丙烷系统由新增高压脱丙烷塔E-DA-1404B与低压脱丙烷塔E-DA-1404串联操作。高压脱丙烷塔E-DA-1408在较高的压力下操作，以便塔顶冷凝器能用冷却水作冷剂。低压脱丙烷塔E-DA-1404在较低的压力下操作，以限制塔釜温度过高，从而减轻再沸器的结垢问题。脱乙烷塔E-D

54、A-1401塔底产品进入高压脱丙烷塔E-DA-1408，凝液汽提塔E-DA-1202塔底产品进入低压脱丙烷塔E-DA-1404。高压脱丙烷塔的操作温度和压力分别为82和1.68MPaG（塔底）；低压脱丙烷塔则为75和0.63MPaG（塔底）。两塔均用塔板温度控制再沸器的饱和蒸汽用量。高压脱丙烷塔E-DA-1408塔顶C3产品经干燥后去加氢反应器E-DC-1402，塔底产品与低压脱丙烷塔E-DA-1404塔顶凝液热交换后返回E-DA-1404顶部。同时，低压脱丙烷塔的塔顶冷凝液进入高压脱丙烷塔底部。塔底产品C4以上馏份去脱丁烷塔E-DA-1405。脱丁烷塔的操作温度和压力为117和0.50MPa

55、G（塔底），用塔板温度控制再沸器的饱和蒸汽用量。混合C4馏份从脱丁烷塔回流罐E-FA-1405经泵送往界区。塔底产品与E-GA-1201来的重质汽油混合后组成汽油产品，经汽油产品冷却器E-EA-1415冷却后送往汽油产品贮罐。丙二烯/甲基乙炔加氢高压脱丙烷塔E-DA-1408塔顶产品经干燥后去加氢反应器E-DC-1402，用加氢的方法将塔顶产品中的丙二烯（PD）和甲基乙炔（MA）转化成丙烯和丙烷。加氢反应器共有两台，交替操作。催化剂选用钯基催化剂，隔一段时间用蒸汽进行再生。反应器的操作温度为57，压力为2.4MPaG（底部）；再生时操作温度为460，压力为0.1MPaG。为避免加氢反应器的温升

56、，一部分加氢产品经冷却器E-EA-1467冷却后再循环回加氢反应器E-DC-1402，其余产品用泵送至甲烷汽提塔E-DA-1407。甲烷汽提塔和丙烯精馏塔甲烷汽提塔E-DA-1407汽提出加氢产品中残留的甲烷和未反应的氢。塔顶气相出料用水冷却后部分冷凝送到甲烷汽提塔回流罐E-FA-1413，液体用泵打入塔作回流，而含有甲烷和氢气的气体经过放空冷凝器E-EA-1423后循环到裂解气压缩机E-FA-1206，塔底产品送往丙烯精馏塔。此塔操作温度为55，压力为2.15MPaG，用塔顶蒸出量控制塔底再沸器的的急冷水用量。丙烯精馏塔为E-DA-1406与E-DA-1410两塔串联操作。E-DA-1406

57、塔顶馏出物是聚合级丙烯，送至丙烯贮罐；塔底产品中含大约50的丙烯送至E-DA-1410中进一步分离。E-DA-1410的塔顶气相回到E-DA-1406塔底；塔底C3 LPG产品从距塔底48块塔板处侧线出料，经冷凝后用泵送至界区外。E-DA-1406操作温度为54，压力为1.96MPaG（塔底）；E-DA-1410操作温度为61，压力为2.0MPaG（塔底）。在E-DA-1406中，用塔底液位控制塔底再沸器的急冷水用量。在E-DA-1410中，用塔底液位控制气相侧线出料。塔底的液体送回E-DA-1404。冷剂制冷系统1) 丙烯制冷系统丙烯制冷系统是一个闭式的由蒸汽透平驱动的四级离心式压缩机系统，用冷却水冷却、冷凝丙烯，丙烯冷凝成液相后，通过不同压力下的闪蒸，得到所需的冷量，这个系统提供四个温度级的冷剂，即18、2、-23及-40给不同的用户，气相返回丙烯制冷压缩机。 (2)二元制冷系统 二元制冷系统是甲烷和乙烯混合闭式制冷系统，为脱甲烷塔和深冷系统提供冷量。二元冷剂由49.410-2(v)甲烷、4910-2(v)乙烯和1.610-2(v)氢气组成，它的组成是不变的，就象一个单一组成的冷冻系统。二元制冷系统是一联合系统，它取