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辽阳石化分公司实习报告 班 级： 化学工程0802姓 名： 学 号： 200844403指导教师： 日 期： 2011.9.1目 录 第一章 生产实习概述 3 1.1 实习地点 3 1.2 实习时间 31.3 生产实习岗位 31.4 实习目的 31.5 实习内容 31.6 实习要求 3第二章 工厂概况 4第三章 乙烯裂解装置概述 5第四章 工艺原理 6第五章 装置工艺流程 9第六章 主要装置参数 16第七章 心得体会 18第八章 装置流程图 19第一章 生产实习概述1.1 实习地点中国石油天然气股份有限公司辽阳石化分公司1.2 实习时间 2011.7.13-2011.7.211.3 生产实习岗位辽阳石化烯烃厂裂解车间1.4 实习目的生产实习是教学过程中不可缺少的重要环节。通过实习可以使我们更好的获得实际生产技术知识和管理知识，巩固所学理论知识，为后续的课程学习打好基础，也是培养独立分析和解决问题的的能力。通过实习，接触社会，与工人师傅打成一片，也可了解企业发展，增强劳动观念，增强建设祖国的事业心和责任感。同时也是学习工人师傅丰富的经验。因此，这次实习是非常难得的锻炼机会。实习期间严格执行大连理工大学生产实习暂行条例及大纲要求，全面完成生产实习任务。1.5 实习内容1 了解全厂的生产概貌。主要包括：生产原理和方法、产品品种和用途、主要经济技术指标、产品所需原材料的种类和来源等。2 掌握所在车间的工艺过程原理、生产流程、操作条件、控制方法、各项技术指标，画出带控制节点的流程图。3 掌握主要设备的结构原理、工艺性能、操作条件。4 每人选择一个重要的装置（如精馏塔、反应器、换热器等），对其进行物料衡算和设备的工艺计算，通过计算对现有的装置进行评价。5 通过岗位生产实习，并结合理论分析与计算，分析生产中存在的各种问题，提出技术改进方案和合理化建议。 1.6实习要求1. 有严格的组织性、纪律性，服从相关人员分配，听从指挥。2. 认真学习入厂安全教育课，进厂穿工作服，戴安全帽，不准穿钉子鞋。3. 进场不准动任何阀门和其他生产设备。4. 认真仔细的学习主岗位工艺流程路线以及控制点的控制方法。5. 厂内不准抽烟喝酒严格执行准则，遵守规章制度，做到文明礼貌，互相学习，互相帮助。6. 不准互相打闹、不准践踏草坪。第二章 工厂概况中国石油辽阳石化公司是在境外上市的中国石油天然气股份有限公司的地区分公司，主营石油、化工产品的生产和销售等业务，是国家重要的俄罗斯原油加工企业和主要芳烃生产基地。辽阳石化公司地处辽宁省辽阳市宏伟区，占地16平方公里。距大连港332公里，距营口港162公里，距沈阳桃仙国际机场60公里。拥有炼油、芳烃、烯烃三大产业，年原油加工能力达到近千万吨，芳烃及衍生物年产量超过100万吨，乙烯装置年生产能力20万吨，精己二酸年产量14万吨。固定资产原值160亿元。辽阳石化公司是1972年2月5日由毛主席亲笔签定，经周总理亲自审批的特大型石油化工联合企业，是我国上世纪七十年代引进法国成套技术和装备建设起来的全国四大化纤基地之一。2007年3、4月份，为进一步优化资源配置，提高核心竞争力，中国石油集团公司将辽阳石油化纤公司与辽阳石化分公司进行重组整合，对辽阳石油化纤公司整体委托股份公司授权辽阳石化分公司实行全面管理。两个公司重组整合后实行一个领导班子、一套机关职能部门的管理体制，对上市与未上市业务统一规范管理，一体化运作。重组整合后的管理，在企业建制上，保留辽阳石油化纤公司独立法人、工商及税务登记资格。在公司内部，统一企业名称，即辽阳石化分公司。 这次对辽化两大公司进行重组整合，是中国石油集团公司持续重组的深入推进和延续，有利于发挥整体优势，提升主营业务市场竞争力，有利于企业整体协调发展，有利于企业巩固改革发展坚实基础，为建设以芳烃为特色的大型石化基地增强了整体经济实力。 第三章 乙烯裂解装置概述辽阳石化分公司蒸汽裂解装置是1973年由法国德希尼布公司成套引进，采用法国石油研究院（ifp）石脑油裂解工艺，裂解单元采用美国福布斯特-惠勒公司正梯台管式裂解炉；分离单元采用深冷顺序分离流程，并于1979年建成投产，原设计以大庆石脑油为原料，生产产品乙烯和丙烯；副产品混合碳四、碳三液化气、氢气、裂解汽油和裂解焦油。年产聚合级乙烯7.28万吨，聚合级丙烯4.37万吨。由于装置引进较早，工艺技术水平落后，1985年辽化公司再次与法国德希尼布公司合作，对装置进行第一次比较大规模的技术改造，内容包括新建一台gk-111型裂解炉，对两台老裂解炉进行改造，新增dcs控制系统以及其他配套项目，整个工程于1987年底结束，裂解原料仍以大庆石脑油为主，增加了大庆轻柴油，使乙烯生产能力比原设计提高了约19.30%。随着裂解原料逐年变重、变劣，导致乙烯能耗居高不下、两烯收率在低水平上徘徊，加之裂解气压缩机因原设计存在缺陷，不能保证长时间平稳运行，为适应裂解原料的变化要求，19911992年辽化公司和北京石化工程公司合作，对装置进行第二次技术改造，引进德国demag裂解气压缩机对原压缩机进行了更换，并对部分系统进行了改造，乙烯产能达到了8.8万吨/年。乙烯能耗降至1160千克标油/吨乙烯，但在国内同行中仍为最高。2001年由成都成达化工设计院负责工程设计，对装置进行第三次大规模的乙烯脱瓶颈改造，主要有两个目的：一是降低乙烯耗能，乙烯能耗从1160千克标油/吨乙烯降至850千克标油/吨乙烯；二是提高生产能力，乙烯生产能力由8.8万吨/年提高至12万吨/年。此次技术改造，工艺技术流程变化很大，新增油冷塔和稀释蒸汽发生系统，新增裂解气压缩系统，采用前脱氢和高、中压两塔脱甲烷工艺，乙烯精馏系统采用开式热泵工艺，采用双塔脱丙烷流程等。2007年由成都成达设计院负责工程设计，在上一次改造的基础上，对装置进行第四次技术改造，主要目的：一是继续降低乙烯耗能，使乙烯耗能从850千克标油/吨乙烯降至791千克标油/吨乙烯；二是提高生产能力，乙烯产能由12万吨/年提高至20万吨/年。此次技术改造，新增了三台6万吨/年的gk-vi型乙烯裂解炉（technip公司的专利技术），拆除了四台正梯台式2万吨/年的乙烯裂解炉，更换了乙烯制冷机和丙烯制冷机，采用两台裂解气压缩机并联运行方式。第四章 工艺原理裂解原理裂解原料（如抽余油、加氢尾油、加氢精制石脑油、轻石脑油、碳五、乙烷、丙烷等）经管式裂解炉在出口780845的高温条件下产生各种组分的裂解气。1)一次反应和二次反应烃类热裂解的过程非常复杂，它分为一次反应和二次反应。一次反应是指由原料烃类经裂解生成乙烯和丙烯的反应，二次反应主要是指一次反应生成的乙烯、丙烯等低级烯烃进一步发生反应生成多种产物，甚至最后结焦或生碳的反应。烃类热裂解的一次反应主要是发生脱氢和断链反应。脱氢反应是c-h键断裂的反应，生成烯烃和氢气。如：r-ch2-ch3r-ch=ch2+h2（烯烃裂解通式）断链反应是c-c键断裂的反应，反应产物是碳原子数少的烷烃和烯烃。r-ch2-ch2-rr-ch=ch2+rh（烷烃裂解通式）脱氢和断链都是吸热反应，所以裂解时必须供给大量的热。在相同的裂解温度下，脱氢比断链所需的热量大，需加快脱氢反应必须采取更高温度。环烷烃、芳香烃、烯烃等也均可发生一次反应（断链和脱氢），但均有各自不同的特点。烃类热裂解过程的二次反应比一次反应复杂，原料烃一次反应后生成了氢，甲烷和一些低分子量的烯烃如乙烯、丙烯、异丁烯、戊烯等。在裂解温度下，氢及甲烷很稳定，而烯烃可继续反应，主要的二次反应有：反应生成的较大分子烯烃可以继续裂解生成乙烯、丙烯等小分子烯烃或二烯烃；烯烃能够发生聚合，环化，缩合，最后直至转化成焦；烯烃加氢和脱氢；烃类分解生碳。总之，在二次反应中除了较大分子的烯烃裂解能够增产乙烯外，其余的反应都要消耗乙烯，降低乙烯收率，尤其是结焦和生碳反应，只要有结焦和生碳的条件，就能在设备表面形成固体结焦层，给正常操作带来不利影响，因此在裂解炉的设计过程中，均采用高温、短停留时间、低烃分压和快速急冷为设计条件，以保证目的产品。2）自由基反应机理烃类裂解过程甚为复杂，据研究认为烃类热裂解是自由基型连锁反应，在高温下，c-c键发生断链，形成非常活泼的反应基团-自由基，它很容易与其他自由基成分子发生反应，现以柴油中的链烷烃为例说明如下：自由基连锁反应是分三个阶段进行的：a) 链引发r1hr2+r3b) 链传递r2+r1hr2h+r1r3+r1hr3h+r1cnh2n+r4c) 链终止r1+r4生成物首先，原料烃r1h的c-c链在高温下断链生成两个游离自由基r2和r3，然后r2和r3与原料烃反应脱氢生成游离基r1，由于r1对热不稳定，所以r1分解成烯烃cnh2n和游离基r4，最后r4和r1反应生成稳定的生成物，因此，在高温条件下，各种烃类在这种机理的作用下，不断反应生成各种复杂产物，在合理时间控制下，可得到最佳目的产物。分离原理原料烃类经过裂解制得了裂解气，裂解气的组成相当复杂，约有上百种组分，其中即包含有用的组分，也含有一些有害物质，裂解气的净化分离任务就是除去裂解气中有害杂质，分离出单一烯烃产品或烃的馏分，为基本有机化工工业和高分子化学工业等提供合格的原料。裂解气经急冷、压缩、碱洗、干燥、精馏、分离、加氢精制等工序生产出合格产品聚合级乙烯、丙烯、化学级丙烯及其他的副产品。本装置分离工艺采用顺序分离流程，在深冷系统分离中，采用前脱氢和高、中压双塔脱甲烷工艺，脱乙烷系统采用两股进料流程，乙烯精致系统采用开式热泵工艺，碳二加氢系统采用北京化工研究院的两股气象加氢、两床同轴上下布置流程，热分离系统采用双塔脱丙烷流程，碳三加氢系统采用北京化工研究院的单床液相加氢流程。1) 裂解气的压缩裂解气中许多组分在常压下都是气体，其沸点很低，如果在常压下进行各组分的冷凝分离，则所需的分离温度很低，需要大量冷量。为了是分离温度不太低，可以适当提高分离压力，本套装置采用高压深冷分离工艺；所需的分离操作压力，由离心式裂解气压缩机c204、c201实现是裂解气由0.045mpa升压至3.5mpa。线和壳体注水技术，来降低压缩机耗能，避免聚合物生成并沉积在压缩机扩压器和叶片上，具体如下： 吸入管线注水（用于c201压缩机），由于裂解气组成比较复杂，含有较重的不饱和烃（如丁二烯等），经过压缩，裂解气压力提高，温度上升，重质的二烯烃能发生聚合，生成的聚合物或焦油沉积在离心式压缩机的扩压器和叶片上，严重危及操作的正常进行，降低压缩效率，因此，在压缩机每段入口处喷入一定量的雾化水，使喷入量正好能湿润压缩机通道，以防聚合物和焦油的沉积。二烯烃的聚合速度与温度有关，温度越高，聚合速度越快，为防止聚合现象发生，各段排出温度不能高于100。利用p245a-sx直接将冷却至40的vc水注入到裂解气压缩机c204的四段壳体内，不但避免聚合物的生成及叶轮和扩压器结垢，而且使吸入温度明显降低，使得压缩机功耗也得以降低。2) 酸性气体的脱除裂解气中的酸性气体主要有h2s，co2，此外，还有少量有机硫化物，如cos、cs2、rsr、rsh等，硫化物会给后续分离装置带来严重的损坏，引起管道和设备腐蚀，缩短分子筛寿命，硫化物和co还会使加氢催化剂中毒，co2在深冷中结成干冰，堵塞管道和设备，因此必须除去这些有害杂质。本装置采用碱洗法，即用苛性钠溶液洗涤裂解气，在洗涤过程中，naoh和裂解气中的酸性气体发生化学反应，生成的硫化物和碳酸盐溶于废碱中，从而除去这些酸性气体，可以除净到几个mg/kg一下：主要反应方程式如下：h2s+2naohna2s+2h2ocos+2naohnaco2+h2oco2+2naohna2co3+h2oso2+2naohnaso3+h2oh2s+nas2nahsnascoona+2naohna2co3+nas+h2o上述反应是在碱洗塔d208x和d202中完成的，裂解气从碱洗塔d208x和d202底部进入，由塔顶排出，碱洗塔d208x和d202分三段，下段碱浓度为4%左右，中段碱浓度为6%左右，上段采用水洗，以除去裂解气体中夹带的碱。3) 脱水裂解气中含有一定量的水分，因此在裂解气进入低温系统前要进行干燥脱水，否则，水将形成烃类水合物，结冰，严重时堵塞管道和设备，使生产无法进行。本装置采用3a分子筛做干燥剂。分子筛是人工合成的一种高效能吸附剂，具有稳定骨架结构的结晶硅铝酸盐。分子筛具有均用的微孔，可筛分大小不同的分子，比孔口直径小的分子，通过孔口进入内部空穴，吸附在空穴内，而后在再生条件下脱附出来，而比孔口直径大的分子则不能进入，这样就可把分子大小不同的混合物加以分开，好像分子被过了筛一样，所以称为分子筛。分子筛是一种离子型极性吸附剂，具有极强的吸附选择性，例如4a分子筛可吸附水，乙烷分子，而3a分子筛只能吸附水分子而不能吸附乙烷分子。分子筛在温度低时，吸附能力较强，吸附容量较高，随着温度升高吸附能力变弱，吸附容量降低，因此，分子筛在常温或略低于常温下可使裂解气深度干燥，分子筛在吸附水后，可用加热的方法，使分子筛吸附的水分脱附出来，达到再生的目的，为了促进脱附，可用于干燥的n2或脱甲烷塔顶的甲烷气加热至200250作为分子筛的再生载气，是分子筛中所吸附的水分脱附出来。4) 炔烃的脱出a) 乙炔的脱除反应机理如下：c2h2+h2=c2h4c2hc+2h2=c2h6b) ma、pd的脱除c3液相加氢脱丙烷塔d307x塔顶的c3馏分中含有甲基乙炔（ma），丙二烯（pd）。本装置采用液相加氢工艺，在c3加氢反应k302ax/bx内将甲基乙炔，丙二烯（mapd）选择性加氢生成丙烯。其反应方程式如下：ch3-cch（ma）+h2ch3-chch2（丙烯）ch2cch2（pd）+h2ch3-chch2（丙烯）副反应：ch3-ch=ch2+h2ch3ch2ch3（丙烷）n ch2=c=ch2聚合物n ch3-cch聚合物5) 脱一氧化碳（co）本装置采用甲烷化法脱一氧化碳纯度为92%左右的氢气在装置的低温区产生，为最大化地从乙烯装置回收氢气，氢气留在新的甲烷化单元内处理，经过甲烷化反应后的氢气，一部分去炼油厂psa装置进一步提纯，另一部分可用装置内c2、c3加氢单元及u24汽油加氢单元。被加热的氢气馏分通过反应器，co被转化为甲烷和水。第五章 装置工艺流程装置工艺概况乙烯装置主要有下列工序组成：100工序：裂解炉区、急冷区200工序：裂解气压缩系统、深冷与脱甲烷系统300工序：脱c2、c3、c4及c5系统，c2加氢和c3加氢400工序：乙烯制冷系统、丙烯制冷系统(一) 100工序裂解炉区和急冷区1) 裂解炉区：裂解炉的作用是石油烃（石脑油、加氢尾油、乙烷等）在加入一定稀释蒸汽量的情况下，经过高温裂解得到主要产品乙烯和丙烯及其他副产品的裂解气。装置现有8台裂解炉，其中4台6万吨/年裂解炉，1台4万吨/年裂解炉，1台2万吨/年裂解炉，1台乙烷裂解炉和1台乙烷、轻石裂解炉。由油品罐区来的石脑油，由石脑油泵p101a/b/c/d打出，经石脑油预热器e107和e111a预热80后，分别去f101x、f102x、f103x、f109、f110、f111炉的石脑油进料系统，在每台炉各组流量的控制下，进入裂解炉的对流段进行进一步预热，并于一定比例的稀释蒸汽混合后，进入辐射段进行热裂解，出辐射段后进入急冷锅炉进行急冷，已终止裂解反应，然后进入急冷器用循环急冷油将裂解气降到200，进入油冷塔。由油品罐区来的轻石，由轻石泵p100a/b打出，分别去f103x、f106、f109炉的轻石进料系统，在每台炉各组流量的控制下，进入裂解炉的对流段进行预热，并于一定比例的稀释蒸汽混合后，进入辐射段进行热裂解，出辐射段后进入急冷锅炉进行急冷，已终止裂解反应，然后进入急冷器用循环急冷油将裂解气降到200，进入油冷塔。由油品罐区来的加氢尾油，由加氢尾油泵p100c/d打出，分别去f101x、f102x、f109、f111炉的加氢尾油进料系统，在每台炉各组流量的控制下，进入裂解炉的对流段进行预热，并于一定比例的稀释蒸汽混合后，进入辐射段进行热裂解，出辐射段后进入急冷锅炉进行急冷，已终止裂解反应，然后进入急冷器用循环急冷油将裂解气降到200，进入油冷塔。由乙烯精馏塔底返回的乙烷，经回收冷量并汽化后，分别去f103x、f106、f108炉的乙烷进料系统，在每台炉各组流量的控制下，进入裂解炉的对流段进行预热，并于一定比例的稀释蒸汽混合后，进入辐射段进行热裂解，出辐射段后进入急冷锅炉进行急冷，已终止裂解反应，然后进入急冷器用循环急冷油将裂解气降到200，进入油冷塔。 由稀释蒸汽发生器来的0.6mpa、219的稀释蒸汽，分别去个裂解炉的稀释蒸汽进料系统，在各台炉各组流量的控制下，进入裂解炉的对流段进行过热，并按一定的比例与烃进料混合。由高压锅炉给水泵p102a/b/c来的高压锅炉水，分别去个裂解炉给水系统，在每台炉高压汽包液位的控制下，进入裂解炉的对流段进行预热，然后进入高压汽包。高压汽包里的水进入急冷锅炉与高温裂解气进行预热，产生高压蒸汽返回高压汽包内，产生的高压蒸汽进入裂解炉的高温对流段进行过热后，并入装置高压蒸汽官网，用于驱动高压蒸汽透平。2) 急冷区主要目的是将裂解气温度从480降至约40送压缩系统并回收裂解气流量产生稀释蒸汽。主要设备包括油冷塔d104x、水冷塔d101m、燃料油汽提塔d102-sm、酸水汽提塔d103m、工艺水汽提塔d105x和急冷油/稀释蒸汽发生器e132ax/bx/cx/dx等。油冷塔d104x由三部分组成：上段是分流段，中段是中间油冷却段，下段是急冷油冷却段。自裂解炉来的裂解气（约480）与一股循环急冷油（175）混合后温度降至210左右，进入油冷塔d104x塔釜，急冷油循环的目的是稳定d104x塔热量并从裂解气中回收热量。自d104x塔釜出来循环急冷油（约200）经一系列过滤器过滤，并由急冷油循环泵p120ax/bx/cx加压后，分出小股去燃料油汽提塔d102-sm，大部分经急冷油/稀释蒸汽发生器e132ax/bx/cx/dx回收热量，然后分为两股，一股去裂解炉区与裂解气混合，一股与部分中间油（154）混合作为d104x的下段进料，这部分中间油的流量由塔中段的液位控制，同时，从d104x中段抽出一股中间急冷油，经过滤、加压后作为部分工艺用户的加热介质，其用户包括e127am/bm、e129am/bm、e107、e2001ax/bx、e291a/b-sx，换热后的中间急冷油在e111a2/a3对急冷水进行加热后，分为两股，一股回d10x作为中段进料，一股经e135x作为裂解燃料油（40）送出界区。送到燃料油汽提塔d102-sm的急冷油将纳入塔顶部。中压蒸汽（0.9mpa）进入d102底部，对循环急冷油进行汽提，油中的较轻组分从d102顶返回d104x底部，这些较轻组分有利于降低循环急冷油的粘度。从而减少d104x塔釜的结垢，重组分作为燃料油经e112-sx冷却后（85）送出界区，可调节中压蒸汽的注入量来控制燃料油的闪点。油冷塔d104x塔顶温度110116，压力0.05mpa，塔底温度109，塔顶温度通过自r156x来的汽油回流量来调节，塔底液位由去d102的急冷油流量来调节，此塔的温度应尽可能地保持稳定，否则对燃料油质量会有影响。自d104x塔顶出来的裂解气温度为115，进入水冷塔d101m下部，经水冷塔冷却裂解气温度降至40，送裂解气压缩系统。水冷塔d101m采用极冷循环水作为介质，通过直接接触来冷却裂解气，在冷去过程中将裂解气中的稀释蒸汽和部分汽油馏分冷凝分离出来，d101m的塔顶温度36，压力0.045mpa，塔底温度84，降低塔顶温度将减少裂解气压缩机的实际消耗功率，35的急冷水从d101m塔顶进入，54的急冷水从d101m塔中部进入，水冷塔底的水/油混合物在油水分离罐r156x中分离，汽油馏分大部分作为油冷塔d104x的回流，剩余部分（由r156x的油相液位控制）经e315冷却后（40），与d308x塔底汽油一起作为汽油产品送出界区。自r16x分离出的急冷水（84）经e111a2/a3换热后与部分工艺用户换热，然后用空冷器e110和后冷器e133ax/bx冷却，一般返回d101m中段，另一股再经e130、e109-sx冷却到35，返回d101m顶部作为回流，回流量由塔顶裂解气温度调节，其中与急冷水换热的用户包括e205、e258x、e209、e256x、e332ax/bx以及e322ax/bx、e336x、e317。另外，从循环急冷水中抽出一股水经工艺水预过滤器s115a/b和聚结器r107后，在e126x和e127am/bm中预热到112，进入酸水汽提塔d103m被低压蒸汽汽提，除去水中的轻烃和酸性杂质，作为产生稀释蒸汽的工艺水，d103m塔顶的轻烃和酸性水杂质返回r156x。d103m的水进料由r156x的界面液位控制，蒸汽进料量由塔顶气相流量控制，其塔釜液位控制排污量和来自r10x的低压凝液回流量。稀释蒸汽发生系统的作用是将冷凝分离出来的急冷水重新发生稀释蒸汽，以减少污水量。它包括工艺水汽提塔d105x/急冷油/稀释蒸汽发生器e132ax/bx/cx/dx和中压蒸汽/稀释蒸汽发生器e114-sx及稀释蒸汽过热器e117x，从酸水汽提塔d103m塔底来的工艺水，在注入吗啉（使工艺水的ph值在9.0左右，防止稀释蒸汽系统腐蚀）后，经过预热器e128x、e129am/bm，用d105x塔底排污水和中间急冷油加热到132进入d105x，进料温度由中间急冷油流量调节。d105x塔底水去e132ax/bx/cx/dx和e114-sx，用急冷油和中压蒸汽进行汽化，产生的蒸汽返回510x，从d105x顶部出来的稀释蒸汽经e117x过热至219送到裂解炉区使用，过热的目的是防止其冷凝，冷凝会引起腐蚀，稀释蒸汽压力必须达到0.7mpa以上，以适应裂解炉的要求，压力通过调节e114-sx的蒸汽凝液流出量来控制。在开车及某些情况下，稀释蒸汽也可由0.9mpa中的中压蒸汽直接减压发生，d105x塔釜液位由工艺水进料量调节，d105x必须连续排污，以避免矿物质和重有机物积聚，污水在e128x与进料换热后，在e116被循环水冷去到40后排放，其流量一般为稀释蒸汽产量的510%，e114-sx的蒸汽凝液送入e150x进行闪蒸，得到的低压蒸汽进入ls官网，凝液返回d103m塔底或排放。(二) 200工序裂解气压缩工段和脱甲烷工段1) 裂解气压缩工段：目的是讲裂解气压缩至3.5mpa，以便进行裂解气的深冷分离，同时在压缩过程中将裂解气中较重的烃类直接分离出来。两台压缩机c201-sm和c204x并列运行，均为高压蒸汽透平驱动，两套压缩机系统的工艺流程基本一致，新建的汽油汽提塔d291-sx和脱乙烷汽提塔d293-sx供压缩机c204x系统使用，原有的汽油汽提塔d201m和脱乙烷汽提塔d203供压缩机c201-sm系统使用。c204压缩机 由水冷塔出来的裂解气进入一段吸入罐r240x进行企业分离，凝液间断地由泵p232x送至油水分离罐r156x。气相送入裂解气压缩机一段进行压缩（出口压力0.23mpa），然后经段间冷却器e250ax、e250bx使温度降到25，再送入二段吸入罐r241x进行企业分离。分离出的气相送入压缩机的二段继续压缩；而凝液中含有水和油，油相在液位控制下去汽油汽提塔d291-sx下部，水相去废水闪蒸罐r209。压缩机二段出口的裂解气（压力为0.63mpa）送入二段后冷器e251ax。e251bx冷却到25，在进入三段吸入罐r242x，r242x的气相送入压缩机三段压缩，油相去汽油汽提塔d291-sx上部，水相去废水闪蒸罐r209，压缩机三段出口压力为1.625mpa，压缩后的裂解气经e252ax、e252bx段间冷却到25后进入三段排出罐r243x,分离出的油相与r242x排出的油相一起送入d291-sx上部，水相去废水闪蒸罐r209，气相通过e258x用急冷水加热至40后送入碱洗塔d208x，经二段碱洗以脱除酸性气体，一段水洗以防止裂解气夹带碱液，废碱液由licv2221控制排出界区，碱洗塔操作中，用泵p224ax/bx保持碱液的循环，泵p225ax/bx保持浓碱的循环，补充的新碱由p206a/c-sx送到浓碱段；水洗段由p112a/b和p112c-sx补充水，p226ax/bx使水保持循环，在汽油汽提塔d291-sx中，各段来的油相被汽提，其中的轻烃返回一段吸入罐r240x，而重组分送至脱戊烷塔d308x。 裂解气经碱洗后在e253x冷却到25送入四段压缩吸入罐r244x，其液相返回到e252bx出口管线，气相进行四段压缩，四段压缩机出口压力为3.564mpa，出口的裂解气经e254ax/bx冷却到25，再经e255x由+6的丙烯冷剂15，送入四段排出罐r245x，各段间冷却器e250ax/bx、e251ax/bx、e252ax/bx、e254ax/bx均是串联操作，用直流水冷却裂解气。r245x分离出的水相也排至废水闪蒸罐r209，油相经e256x加热到40进入脱乙烷汽提塔进料罐r246x闪蒸，气相返回四段过冷器e255x入口，液相作为脱乙烷汽提塔d293-sx的进料。d293-sx汽提出的轻组分从塔顶返回四段压缩机吸入罐r244x，塔底液相（大部分为c3以上烃类）去第一脱甲烷塔d304m，从而减少压缩机的循环物流量；塔的中部还有一般水抽出。汽油汽提塔d201-sx和d201m的再沸器e291-sx和e201ax/bx的热源均采用d104x的中间急冷油，脱乙烷汽提塔d293-sx和d203的再沸器e293-sx和e210ax/bx的热源均采用低压蒸汽，塔温度通过调节进再沸器的急冷油或低压蒸汽流量来控制；它们均为热虹吸式的再沸器，有堵塞的可能，所以采用一开一备操作，同时应尽可能保持塔底的温度。四段排出罐r245x的气相送入裂解气干燥器r213a/b/c/d/ex/fx，在干燥器中用3a分子筛吸附脱除其中的水分，使其水分含量小于1ml/m3，以防止下游深冷系统中形成冰和水合物，干燥器的操作采用三开三备方式，用自产燃料气进行再生，干燥后的裂解气（15）去深冷和脱甲烷系统。 在三段排出罐r243x和四段排出罐r245x气相出口处，都有一条旁路管线，从r243x返回一段吸入罐r240x、从r245x返回碱洗塔进料预热器e258x的入口处，这是压缩机的防喘振管线，其目的是保持最小流量，以保护压缩机。c201压缩机 由出分馏塔d101m来的40裂解气进入一段吸入罐r201进行气液分离，分离出来的凝液经p202a/b泵送至油水分离罐r156x，气体送入压缩机c201一段进行压缩，一段出口裂解气经段间冷却器e202冷却至25后，进入二段吸入罐r202进行分离。r202底部油相在液位控制下送至汽油汽提塔d201m，水相排入凝液闪蒸罐r209，气相进入压缩机二段继续压缩。二段出口裂解气经段间冷却器e203冷却后，进入三段吸入罐r203进行企业分离，分离出的油相与二段吸入罐的油相一起进入汽油汽提塔d201m，d201m塔顶汽提出来的轻组分返回压缩机一段吸入罐r201，塔釜汽油与脱丁烷塔d303m塔釜汽油送入脱戊烷塔d308x或经315冷却后送至汽油加氢装置，三段吸入罐分离出来的水相排入废水闪蒸罐r209，气相进入压缩机三段继续压缩，三段出口裂解气经段间冷却器e204冷却后，进入三段排出罐r204进行气液分离，分离出的油相返回三段吸入罐r203，水相排入废水闪蒸罐r209，气相经换热器e205用急冷水加热至40后送入碱洗塔d202，经二段碱洗已脱出酸性气体，一段水洗以防止裂解气夹带碱液，废碱液由licv216控制排出界区。在碱洗塔操作中，用p204a/b泵保持稀碱的循环，p205a/b泵保持浓碱的循环，补充的新碱由206a/c-sx送到浓碱段，水洗段由p112a/b及p112c-sx补充vc水，p207a/b泵保持水循环。经碱洗后的裂冷却至24进入四段吸入罐解气进入r205，气液分离后，凝液排至e204出口管线，裂解气进入压缩机四段继续压缩。 四段出口裂解气经冷却器e207、e208，分别用新鲜水和丙烯冷却至15后送入四段排出罐r206进行气液分离，四段排出罐r206的气相送入裂解气干燥器r213，干燥r213afx共6台，三台并联使用，三台再生后备用，在干燥器中利用3a分子筛的吸附作用脱除裂解气中的水分，使其水含量小于1ml/m3，以防止在下游深冷系统中形成水合物。切换下来的干燥器用高压甲烷气进行再生。r206分离出的水相排至废水闪蒸罐r209，油相经e209加热到40进入脱乙烷汽提塔进料罐r230进行闪蒸，气相返回四段后冷器e207入口，液相作为脱乙烷汽提塔d203的进料。 在三段排出罐r204和四段排出罐r206气相出口线上设有一条防喘振管线，分别返回一端吸入罐r201和碱洗塔进料预热器e205的入口。其作用保持压缩机的最小流量，以保护压缩机。2) 脱甲烷工段采用低压脱甲烷及预脱甲烷工艺，可更有效的降低乙烯机负荷，脱甲烷塔为两塔串联，第一脱甲烷塔d204和第二脱甲烷塔d206x。自干燥器r213a/b/c/d/ex/fx来的裂解气分为两段：一段去冷箱y201f，在y201f中冷却到-37后进入第一脱甲烷塔1号进料分离罐r231-sx，另一股裂解气首先在裂解气冷却器e264-sx中冷却至-17，回收外送乙烯的冷量，然后在e211x中由-23的丙烯冷剂冷却至-19，并在第二脱甲烷塔再沸器e245想和第二脱甲烷塔釜液换热器e242x中换热回收部分冷量，再再e213m中被d302ax塔釜来的乙烷、e212x中被-40的丙烯冷剂冷却到-37后也进入r231-sx，进行气液分离，r231-sx液相在液位控制下进入第一脱甲烷塔d204中部，气相去冷箱y201c和e217冷却到-55，其中e217冷量由-67的乙烯冷剂提供。-55的裂解气将纳入r232x中气液分离，液相在液位控制下作为第一脱甲烷塔d204上部进料，气相将纳入e263x用-67乙烯冷剂冷却到-66，然后进入第二脱甲烷塔1号进料分离罐r233x，出r233x的液相作为第二脱甲烷塔d206x中部（第21块塔盘）进料，气相继续经冷箱y201n、y201b和e214冷却到-92（e214冷量由-96乙烯冷剂提供），进入第二脱甲烷塔2号分离罐r234x，分离出的液相进d206x上部（第14块塔盘），气相主要包括甲烷和氢气，并含有少量乙烯，在冷箱y210a中冷却到-113，进入乙烯回收罐r219中，用液相甲烷做洗涤剂，用以回收甲烷氢气体重少量乙烯，出r219底的液相进入d206x第二块塔盘作为回流。出r219顶的气体-甲烷和氢气，利用焦耳-汤姆逊膨胀效应，在冷箱y201hb和y201ha深冷到-162，在r247x和r248x中氢气和甲烷予以分离，氢气（约92%mol）经过冷箱回收冷量后送甲烷化系统，在甲烷化反应器k201-sx中，通过甲烷化反应除去氢气中的一氧化碳，然后在e225-sx和e227-sx分别与进甲烷化系统的氢气和循环水换热，冷却至39，经甲烷化反应器沉降罐r215-sx后送界外的psa装置，甲烷同样经冷箱回收冷量后作为中压和低压燃料气送入燃料气系统。 第一脱甲烷塔d204主要作用是预脱甲烷，使塔底的液相不含甲烷，分离出的c2送去脱乙烷塔中段，塔顶含甲烷的气相用-67的乙烯冷剂部分冷凝后进入第二脱甲烷塔d206x下部（第33块塔盘），这样可减少第二脱甲烷塔的塔内负荷并节省冷量。塔底再沸器e244x用+15的丙烯气体作为加热介质，以利于回收冷量，第一脱甲烷塔d204塔顶温度-42.5，压力2.49mpa，塔底温度2.1，塔顶压力通过调节塔顶气相流量来控制，塔釜温度可通过调节进再沸器e244x的丙烯冷剂流量来控制，塔釜液位通过塔底液体流量来调节。 第二脱甲烷塔d206x由三股进料，分别有来自r233x、r234xx和d204顶，整个塔分为上下两塔，下塔顶气相用-96的乙烯冷剂部分冷凝后进入上塔塔釜，出下塔塔釜的液相分出一部分作为d204的回流返回d204顶部，另一部分经e242x回收冷量后送去脱塔顶部作为进料。d206x的上塔釜液相一部分进入d206x下塔，作为下塔的回流液，另一部分在流量控制下进入冷箱，为冷箱提供冷量（目的是减少乙烯机的负荷）后，循环回裂解气压缩机一段吸入罐r240x二段吸入罐r241x。d206x上塔的气相冷箱回收冷量后一部分作为高压燃料气去燃料气系统，其余部分去甲烷压缩机c205ax/bx，压缩后的高压甲烷气，在冷箱中逐级冷却至-118（在此温度下全凝），一部分液相返回冷箱提供-127冷量，另一部分进入脱甲烷塔顶闪蒸罐r210，r210的气相回收冷量后与少量氢气混合进甲烷精致预热器e266a/b-sx被低压蒸汽加热至120，然后在甲烷精致反应器k202a/b-sx中通过加氢反应除去炔烃后送乙二醇装置，液相一部分作为d206x的回流液，另一部分进乙烯回收罐r219，用以回收氢/甲烷气中的乙烯，d206x塔顶温度-118，压力1.16mpa，塔底温度-42.6，塔顶压力通过调节冷箱y201g出口的高压甲烷燃料气的流量来控制，他灵敏板温度可通过调节进再沸器e245的裂解气流量来控制，塔釜液位通过通过调节去脱乙烷塔的也想流量来控制。(三) 300工序分离工程1) 碳二系统：主要包括脱乙烷，碳二加氢及干燥，乙烯精馏，目的是将脱甲烷塔来的液相进一步分离，从重组分中分离出碳二馏分，并用催化剂选择加氢的方法脱除碳二馏分中的乙炔，然后进一步精馏，得到合格的乙烯产品。 脱乙烷塔d301sx有两股进料，一股来自d206x底的物料含有96%的碳二和少量碳三，进入到d301顶部；另一股自d204底的物料包含全部重组分，进入进入d301sx中部。两股进料可减少d301sx冷凝器的负荷，有利于降低丙烯机的负荷，d301sx塔底液相不含碳二，送到高压脱丙烷塔d307x，塔顶的气体碳二物流经-40度得丙烯冷剂部分冷凝后，液相作为塔顶回流，气相经加氢和干燥后去乙烯塔d302x，d301sx塔用急冷水为再沸器加热，急冷水不足时还可提供低压蒸汽做热源，d301sx塔顶温度-20.1度，压力2.32mpa，塔底温度69.5度，塔顶压力通过调节冷凝器e301x的-40度丙烯冷剂进料量来控制，塔灵敏温度可有进料再沸器e322ax bx的热水流量或蒸汽流量来调节，塔釜液位通过调节塔底液相流量来控制。 碳二加氢采用气相产品加氢，加氢产品要求乙炔含量小于5mg|m3，从脱乙烷塔回流罐r312x来的气相碳二馏分经e303ax|bx|cx|dx，e304与加氢后的出料换热，并用e305用低压蒸汽预热后，与psa来的氢气按流量比例混合，送入碳二加氢反应器k301ax|bx的反应床层进行加氢，加氢反应分为两段，段间在e306ax|bx中间用冷却水进行冷却，加氢反应器为一开一备，用过热蒸汽和空气的混合物对催化剂进行再生。经过两段加氢后，乙炔含量合格的碳二馏分在e324x，e309x，e303ax|bx|cx|dx中冷却，再经e325sx用-23度得丙烯冷剂到-18度送入绿油分离罐r301，在此用乙烯产品泵打出的部分乙烯产品进行洗涤，以清除碳二馏分中的绿油，洗涤下来的绿油经绿油泵p314送回脱乙烷塔的回流中，然后随塔底出料一起进入d307x并最终进入粗裂解汽油产品中，洗涤后的气相碳二馏分经碳二干燥器r302干燥后进入乙烯精馏塔d302x。 经干燥后的碳二馏分进入d302精馏，塔底液相乙烷在e213m中气化，并在冷箱中回收冷量后循环至乙烯裂解炉，塔顶气相在冷箱e361x回收冷量后进入热泵压缩机c301sm，被压缩到4.0mpa，出口的乙烯经水冷进入e361x，被冷却到7度后去乙烯塔再沸器e308ax|bx作为热源并自身被冷却剂冷凝，而后送回e361x继续冷凝到-3.2度，然后经e306x用-23度得丙烯冷剂全部冷凝，然后乙烯凝液在乙烯回流罐r303x中减压至2.0mpa闪蒸，液相作为回流返回d302顶部，气相大部分去e361x，少部分采出返回脱甲烷塔d206x，乙烯产品从d302ax第十一块塔板抽出，由乙烯产品泵p302a|b|c送至乙烯产品贮罐。d302塔顶温度-29.8度，压力1.89mpa，塔灵敏温度可通过调节从e361x到e308ax|bx的乙烯的旁路流量来控制，塔釜液位通过调节乙烷经冷箱y201g后排燃料气的调节来控制。2) 碳三碳四碳五系统：主要包括脱乙烷，碳三加氢及干燥，丙烯精馏，脱丁烷和脱戊烷，目的是将脱乙烷塔来的液相进一步分离，分别脱除碳三，碳四，碳五至碳八馏分，并用催化剂选择加氢的方法脱除碳三馏分中的丙炔或丙二烯，然后进一步精馏，得到合格的聚合物级丙烯产品。脱丙烷系统采用高，低压脱丙烷工艺流程，高压脱丙烷塔顶冷凝器用直流水，降低了丙烯机的负荷，另外低压脱丙烷塔的应用使得塔釜温度降低，有利于减轻塔釜结垢现象，脱乙烷汽提塔d203和d293-sx底的碳三物流进入低压脱丙烷塔d304m-sm脱乙烷塔底，碳三物流进入高压脱丙烷塔d307中部，d304-sm顶气相经冷凝器e331及e310m全凝后由泵p316ax|bx送去d307底部，d303m-sm底部液相为碳四烃类，由p318ax|bx送去脱丁烷塔d303m-sm中部，d307底部液体在e339与来自p316ax|bx的进料换热后，作为回流返回d304-sm，顶部的碳三馏分冷凝后，部分在流量控制下被p303a|b|cx送回塔顶操作回流部分在回流罐r354x的液位与流量的串级控制下，由泵p306am|bm|cx送去碳三干燥及加氢。 高压脱丙烷塔d307x塔顶温度26度，压力1.1mpa，塔底温度71.5度，塔灵敏板温度课通过调节再沸器e338ax|bx的低压蒸汽流量来控制，塔釜液位调节塔底液位流量来控制，低压脱丙烷塔d304m-sx塔顶温度31.5度，压力4.0mpa，塔底温度52度，塔灵敏板温度可通过调节进再沸器e336的冷水流量来控制，塔釜液位通过调节塔底液相出料流量来控制。 碳三加氢采用液相催化加氢方法，脱除碳三馏分中的乙炔和丙二烯，加氢后的碳三馏分中乙炔和丙二烯含量小于500mg|kg，高压脱丙烷塔顶来的碳三馏分在干燥器r311a|b干燥后，经预热器e317x预热后与来自psa氢气混合后进入碳三加氢反应器k302ax|bx，反应器入口温度由e317的急冷水量调节，反应后的碳三馏分经过冷却器，e312进入碳三加氢流出物料罐r306x，分离出来的氢气，回流至裂解气压缩机的吸入罐r242x；合格的碳三馏分一部分去丙烯塔d305c-sx，一部分作为循环物流返回反应器的进料中，循环物流的目的是降低进料中的mapd浓度，从而减小加氢反应时物流的温升，减少丙烯汽化量，碳三加氢反应器为一开一备。 丙烯精馏共有三塔，新建塔d305-sx为精馏段，d305-sm和d305c-sm并联作为提留段，加氢干燥后的碳三馏分进入丙烯塔d305c-sx底部，d305c-sx底部液相进入d305am|bm-sm顶部，同时d305-am|bm-sm塔顶的气相返回d305c-sx塔釜，d305-sx顶冷凝器用循环水冷凝，d305am|bm-sx再沸器用急冷水加热，聚合级丙烯产品从d305-sx的第十一块塔板采出，经e323-sx用水冷却后送出界区。塔釜产品丙烷在e363x中用急冷水气化后循环至乙烷裂解炉。d305-sx塔顶温度45度，压力1.70mpa，塔釜温度47.4度，塔顶压力可通过调节冷凝器的循环水流量来控制，塔釜液位由塔釜出料流量控制，d305bm-sm塔顶温度47.4度，压力1.77mpa，塔釜温度56.6度，塔灵敏板温度可通过调节再沸器e322ax|bx的急冷水流量来控制，塔釜液位通过调节塔底液相流量来控制，d305c-sx塔顶的物流冷凝器e321a|b|cx|dx冷凝后，在r309闪蒸，液相全部回流，气相进入丙烯最终冷凝器e326x用直流水冷却，冷去下来的液相返回r309，富含丙烯的不宁器被送回d293-sx和d203的塔顶。自低压脱丙烷塔d304m-sm底的混合油直接进入r304，通过r307送往金星。脱戊烷塔d308x有一股进料，来自汽油汽提塔d291-sx和d201底的汽油，从塔中部进入，塔顶产品为碳五馏分，送出界区，塔顶产品为碳五到碳八的汽油馏分，与来自e315的汽油混合后也送去贮藏，d308x塔顶温度53度，压力0.08mpa，塔底温度111度，塔灵敏板温度可通过调节再沸器e31