乙烯教材之二：40万吨年乙烯装置情况介绍.doc

40万吨/年乙烯装置情况介绍目录前言第一章装置概况第二章工艺部分第一节 乙烯装置一、原料及规格二、乙烯丙烯产品规格三、生产过程及原理四、工艺流程简要说明五、主要设备一览表第二节 汽油加氢装置一、原料及规格二、汽油加氢产品规格三、生产过程及原理四、工艺流程简要说明五、主要设备一览表第三节乙烯装置特点第四节主要技术经济指标第五节附图、表一、主要设备一览表二、乙烯装置总平面图三、乙烯工艺流程简图四、汽油加氢工艺流程简图前言乙烯是石油化工的基础原料之一。它与丙烯、丁二烯、苯、二甲苯、乙炔及萘同属基本有机原料。是三大合成材料（合成塑料、合成橡胶、合成橡胶）的基础原料。在世界上各种化工产品中，乙烯产量仅次于合成氨，占第二位。世界上往往以乙烯生产能力来衡量一个国家石油化工工业的发展水平。世界乙烯生产能力（单位：kt/a）乙烯生产能力 年平均增长率 %1998年底 1999年底 增长 19981999北美南美西欧东欧/FSU中东/非洲亚太地区31126 31305 17.9 0.63452 3456 0.4 0.120785 21147 36.2 1.77467 7337 -13.0 -1.76326 6312 1.5 -0.221857 23147 129.0 5.9总计91013 92704 1691 1.9数据来源：Apr.3.2000 OilGas Journal世界十大乙烯生产国的生产能力（2000年）（单位kt/a）美国日本德国韩国中国大陆加拿大俄罗斯沙特阿拉伯法国荷兰总计占世界总能力的百分比 26036 7800 5032 5020 4430 3878 3600 3358 3177 2950 65261 72%我国以乙烯为起点的石化工业是在五十年代后期才开始发展起来的。当时建设的装置规模小、技术落后，每吨乙烯的能耗高，产品纯度也较低。自七十年代初开始引进大型的乙烯装置。从能力、技术、能耗等方面看，初步改变了我国乙烯工业的落后状况。这批装置的建成和后来的改扩建，对我国国民经济的发展起到一定的作用。随着国民经济的不断发展，为进一步满足和提高人民物质文化水平的需要，我国的乙烯工业还必须大力发展。作为一个十三亿人口的大国，与世界发达国家相比,我们的差距还是很大的。因此，对于一名直接从事石油化工生产的工作人员来讲，既要感到光荣又要感到责任重大，应努力为我国乙烯工业的发展贡献我们的力量。第一章 装置概况扬子乙烯装置是1979年从日本东洋工程公司引进，于1987年7月建成投产，本装置利用常压柴油（AGO）、石脑油（NAP）、轻石脑油（LNAP）、HGO/HVGO、循环乙烷等原料，按不同组份、比例混合成裂解原料，通过高温裂解，深冷分离出主产品乙烯和丙烯以及副产品混合碳四，碳三液化气，甲烷，氢气和加氢汽油。年产30万吨聚合级乙烯，16万吨聚合级丙烯。1995年12月装置生产能力改造扩大为年产40万吨乙烯，18万吨聚合级丙烯。装置采用美国鲁姆斯公司的专利技术,裂解单元采用SRT型裂解炉；分离单元采用深冷顺序流程；裂解汽油加氢单元采用鲁姆斯DPG两段加氢技术。本装置设计每年操作8000小时，裂解原料消耗量为：AGO 526800吨/年、HGO/HVGO 396000吨/年、混合石脑油396000吨/年、循环乙烷108040吨/年。为确保安全及保护环境，设置有火炬装置 、污水处理装置。第二章 工艺部分第一节乙烯装置一、原料及规格1、 轻石脑油（LNAP）名称：轻石脑油（LNAP）用途：用于乙烯装置作裂解原料引用标准：GB/T 260-77(88) 石油产品测定法GB/T 1884-92 石油和液体石油产品密度测定法GB/T 6536-86 (91) 石油产品蒸馏测定法Q/YZG06-02-1998 厂际互供料的质量管理 技术条件：指标名称裂解料指标分析方法密度(20),kg/m3550650GB/T 1884馏程, 干点,80GB/T 6536验收规则：按Q/YZG06-02执行。 2 、 轻质裂解混合料（NAP）名称：轻质裂解混合料（NAP）用途：用于乙烯装置作裂解原料引用标准： GB/T 260-77(88) 石油产品测定法 GB/T 1884-92 石油和液体石油产品密度测定法 GB/T 6536-86 (91) 石油产品蒸馏测定法 Q/YZG06-02-1998 厂际互供料的质量管理 技术条件： 指标名称指标值分析方法密度(20),kg/m3650750GB/T 1884馏程, 干点,190GB/T 6536硫, mg/kg报告-族组成报告-验收规则： 按Q/YZG06-02执行。3、 重质裂解混合料(AGO)名称：重质裂解混合料(AGO)用途：用于乙烯装置作裂解原料引用标准： GB/T 258-77(88) 汽油、煤油、柴油酸度测定法 GB/T 260-77(88) 石油产品测定法 GB/T 1884-92 石油和液体石油产品密度测定法 GB/T 6536-86(91) 石油产品蒸馏测定法 Q/YZG06-02-1998 厂际互供料的质量管理 技术条件：指标名称指标值分析方法密度(20),kg/m3780870GB/T 1884馏程, 报告GB/T 6536350 馏出量,ml/100 ml60GB/T 6536水无游离水目测法酸度,mgKOH/100ml报告GB/T258硫，mg/kg报告微库仑法验收规则： 按Q/YZG06-02执行。二、产品规格1、乙烯 （1）分子式： C2H4 结构式： H2C=CH2 （2） 物理性质乙烯系无色、有窒息性醚类或淡甜的气味，其主要物理性质见下表：项目名称单位乙烯沸点液体比重Dt40.5674熔点-169.15沸点-103.71闪点-66.7自燃点543临界温度9.9临界压力Pa(G)5.049*106临界密度kg/m3227比热(15.6常温)Cp=0.3622,Cv=0.2914Cp/Cv1.243蒸发潜热(沸点)J/kg4.83*105低热值J/kg4.66*107高热值J/kg4.99*107在空气中爆炸范围10-2（j）2.736（3）化学性质 O 乙烯的化学性质非常活泼，能发生多种化学反应，主要有： 催化剂 250 氧化反应： 2C2H4 + O2 2CH2 CH2 催化剂 2C2H4 + O2 CH3 C HO C2H4 + 3O2 2CO2 + 2H2O 加成反应： C2H4 + H2 C2H6 80-85 C2H4+H2O C2H5OH80-90C2H5AlCl3烷基化反应：C2H4 +催化剂聚合反应： nC2H4 -(-CH2-CH2 -)-n （4）产品规格质量项目单位优级指标一级指标乙烯纯度L/L0.99950.9990甲烷+乙烷ml/m3500500碳三+碳三以上ml/m31050乙炔ml/m358COml/m315CO2ml/m3510氧ml/m312硫(以H2S计)ml/m311水ml/m3110氢气ml/m3520甲醇ml/m35必要时测定氯(以HCL计)ml/m31-2、 丙烯（1）分子式： C3H6 结构式： CH3CH=CH2（2） 物理性质丙烯系无色、有窒息性醚类或淡甜的气味，其主要物理性质见下表：项目名称单位丙烯沸点液体比重Dt40.59943熔点-185.25沸点-47.7闪点-66.7自燃点455临界温度91.89临界压力Pa(G)4.54*106临界密度kg/m3232比热(15.6常温)Cp=0.3541,Cv=0.3069Cp/Cv1.1538蒸发潜热(沸点)J/kg4.37*105低热值J/kg4.58*107高热值J/kg4.89*107在空气中爆炸范围10-2（j）211.7（3）化学性质丙烯同乙烯一样，其化学性质非常活泼，能发生多种化学反应，主要有：催化剂250 O 氧化反应： 2C3H6 + O2 2CH2 CH CH3 2C3H6 + 9O2 6CO2 + 6H2O加成反应： C3H6 + H2 C3H8 95AlCl3CH3CHCH3烷基化反应： C3H6 + 催化剂 CH3聚合反应： nC3H6 -(-CH-CH2 -)-n（4） 产品规格质量项目单位质量指标（优级品）丙烯纯度L/L0.996烷烃L/L0.004乙烯ml/m310甲基乙炔和丙二烯ml/m35乙炔ml/m31一氧化碳ml/m31二氧化碳ml/m33氧ml/m31丁烯+丁二烯ml/m32硫(以H2S计) mg/kg1水mg/kg2.5氢ml/m35甲醇mg/kg1氯（以HCL计）ml/m313、 产品用途乙烯和丙烯都是有机化学工业的基本原料，乙烯、丙烯及其衍生物，构成了三大合成材料及其整个石油化学工业的基础。本装置的主要产品乙烯用于生产低压高密度聚乙烯，环氧乙烷及乙二醇，并生产乙醛和醋酸；丙烯产品用于本体法生产聚丙烯；加氢汽油供芳烃厂作芳烃抽提的原料；联产品混合碳四送丁二烯抽提装置生产1.3-丁二烯;湿氢并入公司管网;干氢外送塑料厂和自用;其它副产品裂解燃料油、裂解柴油、甲烷、富氢、碳三液化气等作为工业炉燃料和民用液化气。碳五、碳九可用作石油树脂、溶剂油生产原料。四、生产过程及基本原理1、 裂解工序（1）任务 接收来自原料罐区来的常压柴油（AGO），石脑油（NAP），轻石脑油（LNAP），或加氢尾油（HGO）/加氢裂化尾油（HVGO）混和料及分离部分返回的循环乙烷分别送入鲁姆斯SRT-III和SRT-IV（HC）及SRT-I型炉内，加稀释蒸汽（DS）进行裂解，得到的裂解气（即：氢气、甲烷、乙烯、乙烷、丙烯、丙烷、丁二烯、裂解汽油、裂解燃料油等组分的混合物）经废热锅炉急冷，油冷、水冷至常温，回收部分热量，并把其中大部分油类产品分离后送入后续工序。负责接收从水气车间来的高压锅炉给水并将其转化为压力11.7Mpa、温度500525的超高压蒸汽（SS）。接收本装置分离工序返回的甲烷氢及补充的碳四抽余油（C4Rf）等物料经混合、汽化后做为裂解炉、蒸汽过热炉、开工锅炉及加氢单元加热炉的燃料气。（2） 基本原理大分子烃类的热裂解反应是十分复杂的，在一定的温度、压力下，烃类的裂解过程大致如下：石蜡烃（直链烷烃）几乎全部可以发生断链，生成较低分子量的烯烃和烷烃，环烷烃除发生开环裂解，生成较低分子量的烯烃和烷烃外，还可以脱氢芳烃异构化，生成缩合芳香环化合物，芳环基本上不发生裂解，只是侧链可以由长链变成短链，或者缩合成多环芳烃，在更高的温度下还可以进一步变成胶质、焦油。裂解反应包括一次反应和二次反应，一次反应是大分子烃裂解变成小分子烃（如：烯烃、烷烃、炔烃、碘值烃和氢气的反应）；二次反应是在一次反应过程中生成各种不饱和中间产物之间的相互反应（如：加氢、脱氢、缩合、分解反应）。二次反应是人们不希望发生的，因为它往往生成碘值烃、多环烃、稠环烃、芳烃、炔烃、胶质、焦油等物质，这不仅降低了烯烃收率，多耗了原料，而且不利于装置的长周期安全稳定运行。为了减少不必要的二次反应，裂解过程通常采用高温、短停留时间、低烃分压。2、 压缩工序（1） 任务将来自裂解工序的裂解气，经五段压缩后，将压力提高到3.7MPa，为深冷分离提供条件。裂解气在压缩过程中，逐段冷却和分离，除去重烃和水，并在三段出口设有碱洗，除去裂解气中的酸性气体，为分离系统提供合格的裂解气。制冷系统构成丙烯、乙烯、甲烷复叠制冷工艺，为深冷分离提供-40、-23、2、18四个级别的丙烯冷剂；-62 、-75、-101三个温度级的乙烯冷剂和-135级甲烷冷剂。乙烯、丙烯系统为多段压缩，多级节流的封闭循环系统。甲烷制冷系统采用开式循环。（2）基本原理 裂解气压缩裂解气压缩采用多段压缩，逐段冷却的方法使裂解气达到升压的目的，这样既降低了压缩比，减少了压缩功耗，又降低了排气温度，减少了聚合物的生成（在温度高于93时裂解气中的碘值烃易产生缩聚反应，生成聚合物和缩合物）。同时在压缩机每段入口注入芳烃洗油，冲洗通道，防止聚合物和焦油的沉积。压缩后的裂解气经换热器用冷却水降温后，一部分重质烃和水被冷凝，经分离罐被分离，从而减少了后系统的负荷。五段吸入罐中的液态烃和干燥器进料洗涤塔塔釜液相中含有一定量的碳三和其它组分，为避免这部分烃的损失，增加乙烯、丙烯的收率，将其送入凝液汽提塔，气提出的轻烃返回四段吸入罐，碳三以上组份送入后系统。 裂解气中酸性气体的脱除经三段压缩后的裂解气去碱洗塔，用10%15%的NaOH水溶液吸收裂解气中的H2S、CO2等酸性气体；高压、低温有利于吸收，但在高压下重组份易聚合，吸收的选择性下降，故碱洗塔设在裂解气压缩机三段出口。吸收反应式如下：CO2 + 2NaOH Na2CO3 + H2ONa2CO3 + H2O + CO2 2NaHCO3H2S + 2NaOH Na2S + 2H2ONa2S + H2S 2NaHSCOS + 4NaOH Na2S + 2H2O + Na2CO3RSH + NaOH RSNa + H2O 制冷本装置所用的甲烷制冷、乙烯制冷、丙烯制冷都是利用液态物质的沸点随液体表面气体压力的增加而升高这一性质来实现的，即是将液态物质控制在不同的压力下沸腾蒸发，得到不同的沸点温度，并且由于液体在沸腾蒸发时需要吸收大量的热量作为蒸发热，所以将需冷却的物质与它换热被冷却，当压力一定时，液体的蒸发温度就保持一定，因此，供给的热能只能改变液体的蒸发量而不能改变蒸发温度，要改变蒸发温度就必须改变蒸发压力。由于甲烷的临界温度为-82.1，乙烯的临界温度为9.9。丙烯的临界温度为91.9。为了得到不同级别的冷剂，本装置组成了丙烯-乙烯-甲烷复叠式制冷系统。采用压缩来提高冷剂压力，然后在较高的压力和温度下用较低品位的冷剂将它冷凝，得到的液态冷剂再送到蒸发器去蒸发、制冷，循环使用。理论上，在真空中蒸发能得到更低的温度，但从安全角度考虑，真空操作容易使空气漏入系统造成危险，通常不采用在真空状态下操作。3、 分离工序（1） 任务将压缩工序来的裂解气，经脱水、深冷、加氢和精馏等过程，获得高纯度的乙烯、丙烯，同时得到付产品H2、CH4、C3LPG、混合碳四馏份及裂解汽油。本工序还负责乙烯、丙烯和C4S产品的贮存、输送以及火炬和火炬气回收等单元的操作。（2） 基本原理 裂解气的干燥 低温下，水易结冰或与烃类生成固体水合物堵塞管道和设备，因此，裂解气在进行深冷分离之前必须彻底脱水。本装置采用3分子筛选择吸附的方法来脱除裂解气中的水份。吸附可分为物理吸附和化学吸附，本装置采用物理吸附。吸附的作用主要是由于固体的表面力，3分子筛的化学式为K12(AlO2)12(SiO2)12.XH2O 3分子筛具有憎烃、亲水的特点，在裂解气与水的混合气体中，优先吸附水，在适当加热后所吸附的水能被解吸，脱水后的分子筛又可以在较低的温度下吸附水份，循环使用。冷箱使用冷箱目的在于用尾气本身节流制冷或利用其它液体的相变热来制冷，使裂解气逐级冷凝，逐级分离，最终分离出甲烷和富氢产品。节流原理是根据焦耳汤姆逊效应，即气体物质在其转化温度以下，绝热膨胀，使自身温度下降，且在相同条件下同一种物质在节流前后，压力降越大，温度差也越大。本装置利用低温的尾气以及冷剂如甲烷、乙烯、丙烯与裂解气进行热交换，将裂解气中的碳二以上组分逐渐冷凝，分离出氢气和甲烷。另外，使其它物料冷凝或降温，回收低能位的冷量。本装置冷箱为前冷流程，是采用把裂解气逐渐冷凝，同时把冷凝下来的液体物料分股送入脱甲烷塔的不同部位，这样既节省了低温度级的冷剂用量；又因冷凝温度高低不同，冷凝液的组份也先重后轻，根据其温度和组份浓度的不同，将其送入相应的塔板，相当于物料在进塔之前进行了预分馏，减轻了塔的负荷，提高了塔的处理能力。由于氢气在冷箱被分离，故提高了脱甲烷塔进料中甲烷和氢气的分子比值，从而提高了乙烯的回收率。 精馏本装置的精馏主要采用浮阀塔常规精馏。进入精馏部分的裂解气主要是C1C5的各种烃类混合物，由于液体混合物中所含组份的沸点不同，在同一温度下各组分的挥发度不同，当其在一定温度下部分汽化时，因低沸物（或称轻组分）易于汽化，故在气相中的浓度较液相高，而液相中高沸物（或称重组分）的浓度较气相高，这就改变了气液两相的组成。当对部分汽化所得的蒸汽再进行部分冷凝时，因较高沸点烃易于冷凝，使冷凝液中高沸物的浓度较气相高，而未凝气中低沸腾物的浓度相对又提高了，这样多次地进行部分汽化和部分冷凝，最终在液相中得到较纯的重组分，而在气相中得到较纯的轻组分。精馏就是基于这种方法使混合物料得到分离，精馏塔的每一块塔板上都同时进行部分汽化和部分冷凝。为了实现塔板上的部分汽化和部分冷凝同时进行，提高塔板效率，必须提供部分汽化所需的热量和部分冷凝所需的冷量，这由塔釜再沸器和塔顶冷凝器来完成，于是热能在各塔板上进行传递，同时在传热过程中也完成了传质过程。乙炔加氢乙烯、乙烷混合物料中含有0.40.8%乙炔，由于乙烯和乙炔的挥发度很接近，很难用精馏方法来进行彻底分离，本装置乙烯产品中乙炔浓度必须小于510-6才能满足下游装置的需要，故采用催化选择加氢的方法将乙炔转化为乙烯或乙烷。目前，本装置乙炔转化器采用的钯催化剂型号为BC-1-037，其主要反应如下：Pd 主反应：C2H2 + H2 C2H4 + 181Kcal/Kmol Pd 副反应：C2H2 + 2H2 C2H6 + 311Kcal/Kmol Pd C2H4 + H2 C2H6 + 130Kcal/Kmol Pd n C2H2 （ C2H2）n + 130Kcal/Kmol Pd C2H2 2C+H2 + 50Kcal/Kmol乙炔加氢的主反应主要分三步完成第一步：乙炔和氢气扩散至催化剂表面，并在活性中心（Pd）上吸附一个 C2H2或一个H2分子。第二步：在活性中心（Pd）上吸附的C2H2再吸附一个H2进行加成反应，或活性中心（Pd）上吸附的 H2再吸附一个C2H2进行加成反应，生成乙烯。第三步：脱附，由于乙烯在活性中心上被吸附的能力远比乙炔小。一旦乙炔转化成乙烯，便很快被脱附，不能及时脱附的有可能进一步加氢生成乙烷，然后再脱附。当活性中心上吸附了乙烯和氢以后也进行加成反应，生成乙烷，当温度升高时，氢气被吸附的能力变弱，或者氢气不足时，活性中心上可以同时吸附几个乙炔分子，这样就发生聚合反应，生成乙炔低聚物（绿油）。从以上反应过程可见，乙炔加氢要求催化剂对乙炔的选择性要好，对乙烯的吸附能力要低。这样可以提高乙烯收率。影响乙炔加氢反应的因素很多，如：进料温度、氢/炔比、炔烃分压、反应时间、一氧化碳浓度、硫含量以及催化剂使用时间的长短等对催化剂的活性和选择性都有影响。 丙炔和丙二烯加氢本装置采用了丙二烯/甲基乙炔液相加氢的方法，使用钯催化剂，目前使用型号为BC-L-83液相加氢与气相加氢相比具有操作稳定、反应选择性高、丙烯增益高及节省能量和设备投资少等优点。丙二烯/甲基乙炔液相加氢的主要反应如下：Pd主反应： C3H4 + H2 C3H6Pd 副反应： C3H6 + H2 C3H8 Pd C3H4 + 2H2 C3H8Pd n C3H4 绿油 丙二烯/甲基乙炔生成丙烯的反应速度常数均比生成丙烷的反应速度常数小，但采用高选择性的催化剂，能使丙二烯/甲基乙炔加氢生成丙烯，增加丙烯收率。影响丙二烯/甲基乙炔加氢反应的主要因素有：反应温度、进料压力、催化剂使用时间、氢/炔比等。 甲烷化反应甲烷化反应的目的是除去粗氢中的一氧化碳。Ni 反应式: CO + 3H2 CH4 + H2O本装置采用Ni基催化剂作为甲烷化反应的触媒，由于Ni在一定温度下可与CO反应生成剧毒的羧基镍（NiCO），故操作时应该注意反应器入口温度不得低于150，否则Ni要与CO反应生成NiCO，使催化剂失活。由于乙烯和氢在Ni作用下加氢生成乙烷，放出大量的热，易产生飞温，故甲烷化进料（粗氢）中的乙烯浓度必须小于1000*10-6。影响甲烷化反应的主要因素有：进料温度、进料中CO浓度、乙烯浓度等。三、生产过程与基本原理1、 裂解工序（1） 原料供应系统从界区来的柴油（AGO）进入柴油贮罐（U-FB1301）中，然后由进料泵（E-GA101）加压至1.33Mpa后，经AGO预热器（E-EA112），用85的急冷水（QW）加热至60后进入各裂解炉（E-BA101E-BA107、E-BA110及E-BA111）。从界区来的石脑油（NAP）接到石脑油贮罐（U-FB1302）中，然后由进料泵（E-GA102）加压至1.22Mpa后，经NAP预热器（E-EA151），用85的急冷水（QW）加热至60后进入各裂解炉（E-BA101E-BA107、E-BA110及E-BA111）。从芳烃装置来的加氢尾油/加氢裂化尾油（HGO/HVGO）混合料进入到U-FB1323B罐中，以85的温度由进料泵（E-GA101C、D）输送到各裂解炉（E-BA101E-BA107、E-BA110及E-BA111）。AGO和HGO/HVGO分别进入相应的裂解炉，也可以将AGO和HGO/HVGO混合送至裂解炉中进行裂解。从芳烃装置来的轻石脑油（LNAP）进入到轻石脑油贮罐(E-FB1303)中，然后由轻石脑油泵加压，经LNAP预热器（E-EA1303）加热后，直接送到SRT-III型炉（E-BA101E-BA107及E-BA110）中。由分离工序返回的循环乙烷经预热器（E-EA120），用85的急冷水加热至60后在流量控制下进入SRT-I型炉（E-BA108），多余的乙烷在E-BA106/107裂解。在乙烷炉停炉清焦时，E-BA106和E-BA107两台裂解炉上也能进行裂解循环乙烷的操作。裂解原料中的硫含量对裂解过程是有影响的，若原料中含有适当的硫，可以抑制炉管渗碳，减少氧化物的生成，延长炉管的使用寿命和避免对甲烷化反应系统产生不良的影响。因此原料中含硫很少或不含硫时，需要补充硫。由于循环乙烷来自分离工序，基本不含硫，故需要加硫，硫化物的注入是通过硫醇罐（E-FA109）由注硫泵（E-GA116）注入到原料中。硫的注入量为50100PPM，通过分析裂解炉出口裂解气中的CO和CO2的浓度来调节注硫量，如果测得CO和CO2的含量偏高超过0.5mol%时则需加大注硫量，反之减少注硫量。（2） 裂解炉部分由原料罐区来的原料（AGO、NAP、LNAP、HGO/HVGO）分六组，在流量控制下进入E-BA101E-BA107及BA110对流段的原料预热盘管与烟气对流换热，然后同加入的DS（180，0.55Mpa）按相应的汽/油比混合进入混合预热盘管加热后进入辐射段的辐射炉管。由分离工序来的循环乙烷分四组，在流量控制下进入E-BA108对流段的原料预热盘管与烟气对流换热，然后同加入的DS（180，0.55Mpa）按相应的汽/油比混合进入混合预热盘管加热后进入辐射段的辐射炉管。在E-BA108停炉清焦时循还乙烷可在流量控制阀（FIC101RW）的控制下送入E-BA106或E-BA107进行裂解。在混合裂解时，循环乙烷还可经FC-130阀引至E-BA106的FIC106K或E-BA107的FIC107K阀后DS管线中，以便于平衡物料和增加操作的灵活性。由原料罐区来的原料（AGO、NAP、LNAP、HGO/HVGO）分六组，在流量控制下进入E-BA111裂解炉原料预热段预热后出对流段，与一次稀释蒸汽混合后进入原料混合预热上段进一步预热后，进入相应的喷嘴混合器（BH-111AF），在喷嘴混合器中，与过热的二次稀释蒸汽混合进入原料预热下段,在对流段加热盘管中,烃类/蒸汽和高温烟气进一步换热后进入辐射段。物料在辐射段炉管内迅速升温进行裂解反应（以控制辐射炉管出口温度的方式控制裂解深度，AGO裂解的COT设计值为795，NAP裂解的COT设计值为835，循环乙烷裂解的COT设计值为841，HGO/HVGO裂解的COT设计值为785，LNAP裂解的COT设计值为840。），辐射炉管出口的裂解气，每两组合为一股进入急冷锅炉（E-EA101A、B、CE-EA107A、B、C，E-EA108A、B，E-EA110A、B、C及EA111A、B、C）与326的高压锅炉给水换热迅速冷却以终止二次反应，同时产生超高压蒸汽（SS）。裂解炉的COT是通过调节每组炉管的烃进料量来控制，并由炉子总的烃进料量来确定调节侧壁燃料气总管压力，底部烧气时，燃料气在压力控制下进入炉子的底部烧嘴。底部烧油时，燃料油在流量控制下进入炉子的底部烧嘴。按设计条件底部烧嘴能提供整台炉子3040%的热负荷。急冷锅炉急冷后的裂解气，用循环急冷油（165）直接喷淋，由温度调节器（TICA101B、C、DTICA107B、C、D，TICA110B、C、D及TIC11185、11186、11187）调节其喷淋量将裂解气温度降至214，然后汇合送入汽油分馏塔（E-DA101）。E-BA108急冷锅炉急冷后的裂解气直接进入二次废锅（EA-161），由工艺水间接换热后进入第二急冷塔(DA160)。同时在二次废锅中生成稀释蒸汽（DS）。（3） 超高压蒸汽发生系统来自锅炉给水泵（U-GA1201A、B、C）的超高压锅炉给水（148，14.3Mp）经蒸汽过热炉（E-BA109）对流段的预热盘管加热至174，然后在液位控制下分别进入各裂解炉对流段锅炉给水预热盘管加热至326后进入高压蒸汽汽包。由汽包液位控制（LICA101ALICA108A及LICA110A）来调节流入裂解炉锅炉给水预热盘管的流量。由于热虹吸的作用产生SS饱和蒸汽，并在汽包中与水分离，然后进入蒸汽总管送至BA109。（超高压蒸汽压力为11.512.0Mpa这个压力是为了保持急冷锅炉管壁上有较高的表面温度，以减少重聚物和焦油在急冷锅炉中冷凝）。由急冷锅炉产生的饱和蒸汽（326）进入BA-109对流段下部，由烟气加热，然后进入BA109的辐射段炉管，蒸汽被加热到525出过热炉，送至各用户。蒸汽过热炉的辐射段出口过热蒸汽温度由进入过热炉的燃料油量来控制。在蒸汽流量低（小于80t/h）或温度过高（大于540）或燃料油压力低于0.25Mpa的情况下，则联锁切断燃料供应。蒸汽汽包设有连续排污和间断排污，连续排污经角阀控制排到高压蒸汽连续排污罐（E-FA124）中，排污水在FA124中减压闪蒸产生中压蒸汽。高压蒸汽汽包连续排污所产生的中压蒸汽在压力控制阀（PCV193）的控制下送入 中压蒸汽系统。罐底的液体经E-EA137用水冷却降温后在流量（FIC245）控制下送入碱洗塔（E-DA203）的水洗段，多余部分排出系统。当汽包液位偏高时，液位控制阀B阀打开进行间断排污，以保证汽包液位正常，各汽包的间断排污进入高压蒸汽间断排污罐（E-FA125）后排入大气。（4） 急冷部分自SRT-III型及SRT-IV(HC)裂解炉急冷器出来的裂解气(217)汇总到一个总管，进入第二急冷器(管道急冷器E-HB-160)，在温度和流量串级控制(TIC176、FIC184)下，冷却至197后进入汽油分馏塔（E-DA-101），进一步冷却，塔顶裂解气由温度调节器TICA-120控制汽油回流量FIC-163，然后进入水急冷塔（E-DA-104）。塔釜采出急冷油, 从汽油分馏塔的第一、第二层填料床下部,分别通过HC-111A或HC111B在液位调节阀LCV-133控制下采出裂解柴油到裂解柴油汽提塔（E-DA103）汽提后经裂解柴油中间罐（U-FB1312）送入裂解柴油罐（U-FB1313）。从汽油分馏塔第二填料床下部引出的热油到热油回流罐（E-FA150）,经热油循环泵（E-GA117）加压后分别去工艺水汽提塔再沸器（E-EA134）和一级脱盐水加热器（E-EA135）。热油经换热降温后,在温度控制器TIC-C112的控制下,返回汽油分馏塔的第一填料床下部。从汽油分馏塔塔顶出来的裂解气（104.6）进入水急冷塔（E-DA104）的底部,与上面下来的急冷水逆流接触换热,冷却到42后从塔顶排出,送入裂解气压缩机的一段吸入罐。塔顶出口的裂解气的温度由手动调节急冷水第二冷却器（E-EA130A/B）出口的急冷水流量FIC175调节 ,控制温度在42。裂解气中的裂解汽油和水蒸汽在水急冷塔中被冷凝下来,混有裂解汽油的急冷水在塔釜分为两股，一股从塔釜侧面的管线排到急冷水沉降槽（E-FA120）进行油水分离; 在沉降槽中分离的裂解汽油溢流进入到沉降槽的油侧,从油侧排出的裂解汽油分为两股:一股由洗涤汽油泵（E-GA112）将裂解汽油送到压缩工序,另一股由裂解汽油回流泵（E-GA108）加压后分为两股,一股在温度和流量的串节（TRCA120、FICA163）调节下, 经汽油回流冷却器（E-EA136）冷却后,进入汽油回流过滤器,最后进入汽油分馏塔塔顶,作为该塔的回流。另一股在液位控制调节阀的作用下,将裂解汽油送入裂解汽油汽提塔（E-DA201）的第七块塔板。由压缩工序返回的废汽油和洗涤汽油进入E-FA120的油侧。另一股急冷水从塔底排出。自SRT-I型裂解炉的第二废热锅炉（E-EA160）来的循环乙烷裂解产物（171）进入第二急冷塔（E-DA160）,由PIC168通过补入FG或氮气来控制进料压力。在塔中裂解气与急冷水逆流接触换热,将裂解气进一步冷却到42后,由塔顶排出。塔顶的裂解气与来自E-DA104塔的裂解气汇总后进入裂解气压缩机一段吸入罐。E-DA160塔的急冷水和蒸汽冷凝液在自重的作用下,返回到E-DA104塔塔釜。（5） 急冷油系统来自汽油分馏塔塔釜的急冷油经急冷油循环泵（E-GA-104）加压至1.03MPa G，分为两股，一股经急冷油过滤器（E-FD-102）在液位控制阀LCV132的控制下,进入裂解燃料油汽提塔（E-DA102）汽提后送入裂解燃料油罐（U-FB1323A）。在过滤器E-FD102急冷油出口管线上抽出一小股急冷油经过滤器E-FD104过滤后送到急冷油循环泵（E-GA-104）作为冲洗油。另一股急冷油经急冷油过滤器（E-FD106A/B）过滤后,去稀释蒸汽发生器（E-EA123A、B、C、D、E、F）与工艺水进行换热发生稀释蒸汽,并将急冷油温度降到175.6。从E-EA123出来的急冷油又分为两路,其中较大的一股去裂解炉废热锅炉出口的第一急冷器,用于对裂解炉急冷器出口的裂解气进行喷淋冷却。这一股急冷油又分出一股去E-EA163,与PW纯水换热后进入第二急冷器（E-HB160）进行喷淋急冷,急冷油温度由TIC164控制。较小的一股进工艺水第二预热器（E-EA127），加热稀释蒸汽汽包（E-FA115）的工艺水进料,再进高压稀释蒸汽预热器（E-EA162），加热高压稀释蒸汽汽包（E-FA160）的工艺水进料,同时将急冷油降温到163,然后在流量调节阀FIC-156的控制下进入汽油分馏塔的折流板上部,进行急冷油的回流。从各急冷器调节阀前返回的循环急冷油进入到汽油分馏塔的塔釜。（6） 急冷水系统从DA104塔底排出的急冷水由急冷水循环泵(E-GA107)加压到1.06MPa G后再分为两股:一股去急冷水用户换热（主要是分离部分）,然后返回,另一股经压差调节阀（PDIC178）降压后,与急冷水用户返回的急冷水汇合在一起,进入急冷水第一冷却器（E-EA129A、B、C、D）用二次冷却水（38.6）冷却到55。从急冷水第一冷却器出来的急冷水又分为三股:一股进入急冷水第二冷却器（E-EA130B）,再经E-EA130A用一次冷却水（32）冷却到39后,在流量调节阀FIC175控制下,进入水急冷塔塔顶和在FIC195调节阀的控制下进入第二急冷塔（E-DA160）塔顶。第二股急冷水在流量调节阀FIC176的控制下,进入水急冷塔的第一层填料床下部。第三股急冷水去裂解燃料油冷却器（E-EA121A/B）冷却裂解燃料油,然后返回到E-DA104塔的底部。急冷水第一冷却器设有急冷水旁通,其流量由温度调节阀TIC144控制,并入到E-DA104下部急冷水回流中,一起进入E-DA104塔。通过控制这股急冷水旁通的流量来保持E-DA104塔釜急冷水的温度在85。来自E-EA130的急冷水在流量调节阀FIC-195的控制下,回流到E-DA160塔塔顶。塔釜的急冷水温度由调节器TIC-183与FIC-195串节调节,控制塔釜温度在77.5。（7） 工艺水系统由沉降槽油水分离侧的底部排出的工艺水,由工艺水进料泵（E-GA109）加压到0.61MPa G后,经工艺水过滤器（E-FD103）过滤,除去杂质和油类物质后,在LIC145调节阀的控制下,进入工艺水进料预热器（E-EA132）,与工艺水汽提塔（E-DA105）的塔顶排出的气体进行换热后,分为两股,一股在FIC199流量设定下经第二工艺水预热器（E-EA160）用LS低压蒸汽进行加热,进入工艺水汽提塔的第一块塔板,剩余的工艺水则直接进入该塔塔釜。工艺水汽提塔（E-DA105）用低压蒸汽及循环热油作为热源进行汽提,低压蒸汽一部分在流量控制阀FIC-180的控制下,直接进入塔釜。另一部分在流量调节阀FIC-181的控制下进入汽提塔塔釜再沸器（E-EA133）,用于再沸工艺水。塔釜第二再沸器（E-EA134）则用汽油分馏塔热油循环来再沸工艺水,以产生二次蒸汽用于汽提。工艺水汽提塔塔顶排出的气体经E-EA132换热器与工艺水进行换热后,返回到E-DA104塔塔釜。这股气体的流量是通过FIC181控制进入E-EA133的低压蒸汽量及与FIC-192串级调节控制进E-EA160的低压蒸汽量来保证的。被汽提后的工艺水（125.2）由稀释蒸汽发生器进料泵（E-GA110）加压到1.103MPa G后,分为三股,一股经液位调节阀LICA121、工艺水第一预热器（E-EA125）、工艺水第二预热器（E-EA127）,分别由稀释蒸汽汽包排污和急冷油加热到163后进入稀释蒸汽汽包（E-FA115）。另一股在液位调节阀LICA124控制下，经高压稀释蒸汽汽包预热器（E-EA162）用急冷油加热后进入高压稀释蒸汽汽包（E-FA160）,第三股在液位调节阀LICA162的控制下,进E-BA108炉的第二废热锅炉（E-EA161）。稀释蒸汽汽包（E-FA115）中的工艺水经下降管分别进入由急冷油和中压蒸汽加热的E-EA123A/B/C/D/E、E-EA124六个换热器,发生的稀释蒸汽在汽包中进行汽液分离后,经稀释蒸汽水分离罐（E-FA127）除去所夹带的液体,然后进入稀释蒸汽过热器（E-EA128B）,用中压蒸汽进行过热到200后送到除BA-111外的各裂解炉。由稀释蒸汽过热器E-EA128B出口的中压蒸汽凝液作为E-EA124的热源,从E-EA124出来的中压蒸汽凝液进入中压蒸汽凝液罐（E-FA116）,然后在液面控制阀LCV-120的控制下,送到水汽车间除氧器去。当稀释蒸汽压力不足或压力过低时,则可通过PV150B阀向E-EA128B出口稀释蒸汽管线上直接补入中压蒸汽。由中压蒸汽管网来的中压蒸汽在压力调节阀PCV150A和PCV150B的控制下分别进入E-EA128B和稀释蒸汽管网。这两股中压蒸汽的流量均由稀释蒸汽压力调节器PICA-150控制。同时高压稀释蒸汽通过PCV152B也向低压稀释蒸汽系统释放稀释蒸汽。另外如PCV150A/B阀全开,稀释蒸汽压力还低,则可打开MS直接补入到DS中的手动闸阀,以平衡DS的压力。高压稀释蒸汽汽包（E-FA160）由FIC-196流量控制排污到E-DA105塔,二次废热锅炉（E-EA161）的排污也排放到E-DA105塔。E-FA115稀释蒸汽汽包的排污经E-EA125、E-EA126分别用工艺水和冷却水冷却后,排放到本装置的污水处理场。保持这股排污量,可以防止工艺水由于循环使用而导致有害物质的积累,排污量应控制在工艺水总量的7% 。高压稀释蒸汽汽包中的工艺水经E-EA123F或E-EA123D加热发生的高压稀释蒸汽（0.70MPaG）进入高压稀释蒸汽过热器（E-EA128）进一步加热,过热后的高压稀释蒸汽由温度调节器TIC-128控制MS流量,压力由PCV-152压力调节阀控制。当高压稀释蒸汽压力低时,由MS管网来的MS在压力调节阀PCV-152A阀的控制下,补入到该系统,以维持其压力的正常。当高压稀释蒸汽压力高时,通过PCV-152B将高压稀释蒸汽引到低压稀释蒸汽中。由E-EA128出来的MS凝液汇同E-EA128B出来的MS凝液一起作为E-EA124的热源,来发生低压稀释蒸汽。过热后的高压稀释蒸汽送入到E-BA111裂解炉。去E-BA108第二废热锅炉（E-EA161）的工艺水在回收乙烷裂解炉裂解产物余热后,产生低压稀释蒸汽,发生的稀释蒸汽汇入到低