乙烯分离技术

1、2.7-36%LLDPE 线性低密度聚乙烯 HDPE 高密度聚乙烯VCM氯乙烯、PVC 聚氯乙烯 SM 苯乙烯（+苯）、 PS 聚苯乙烯 ABS（+丙烯腈+丁二烯） SBR 丁苯橡胶（ +丁二烯）EO/EG 环氧乙烷/乙二醇乙醇（水合）a-烯烃（齐聚）油田伴生气天然气加工厂LPG天然汽油凝析油丁烷丙烷N G L乙烷凝析气炼油厂 炼厂气（重整、加氢裂化、催化裂化、焦化） 拔头油（重整） 抽余油（芳烃抽提） 石脑油（常压蒸馏） AGO常压柴油（常压蒸馏） VGO减压柴油（减压蒸馏） 加氢尾油（加氢裂化）n裂解气（裂解炉出口）： 氢气 甲烷（C1） 乙炔（C2） 乙烯乙烯（C2） 乙烷（C2） 丙二

2、烯/丙炔（C3） 丙烯丙烯（C3） 丙烷（C3） 丁二烯丁二烯/丁炔、丁烯、丁烷（C4） 戊二烯/戊炔、戊烯、戊烷（C5） C6-C8非芳 杂 质 苯苯、甲苯甲苯、二甲苯二甲苯/乙苯/苯乙烯 CO C9-205 DEG C CO2 205-288 DEG C （ 裂解柴油） H2S 288+ DEG C (裂解燃料油） H2O 关键设备关键设备裂解炉三机（裂解气压缩机、丙烯制冷压缩机、乙烯制冷压 缩机）n裂解气压缩机限制着装置单线最大能力（石脑油原料，极限最大能力120-150万吨/年）冷箱 概况概况n占地： 90000平米 （100万吨/年级）n循环水： 50000立米 （100万吨/年级）

3、n工艺用电： 9000千瓦（ 100万吨/年级） n设备总台数： 600台 精馏塔16台n最大直径11-13米（ 100万吨/年级）n最高近95米（丙烯精馏塔） 裂解气压缩机：51000千瓦（ 100万吨/年级） 裂解气总管最大直径2.2米综合能耗综合能耗 300-450万大卡/吨乙烯（轻烃） 470-550万大卡/吨乙烯（石脑油） 550-650万大卡/吨乙烯（轻柴油）急冷急冷压缩压缩氢气及碳氢气及碳一分离一分离脱碳二脱碳二脱碳三脱碳三乙烯乙烯精馏精馏丙烯丙烯精馏精馏碳三碳三加氢加氢碳二碳二加氢加氢裂解炉裂解炉制 冷 系 统乙 烯 /丙 烯裂 解 气 干 燥 器碱 洗 水 洗 塔急 冷 水

4、塔急 冷 油 塔碳 三丙 烯乙 烯 精 馏 塔乙 烯原 料脱 丙 烷 塔脱 乙 烷 塔脱 丁 烷 塔裂 解 汽 油脱 甲 烷 塔混 合 碳 四氢 气裂 解 燃 料 油裂 解 柴 油乙 炔裂 解 气 压 缩 机裂 解 汽 油冷 箱裂 解 气 压 缩 机4# -5#丙 烯 精 馏 塔1# -3#加 氢加 氢n急冷-快速冷却n高温裂解气中的烯烃易发生二次聚合反应，必须迅速降温，终止二次反应n采用急冷油直接喷入裂解气中降温的办法，迅速终止二次反应（炉区有废锅）急冷器n主要目的： 裂解气快速降温，避免聚合 满足压缩机入口要求 回收高温裂解气的热量发生稀释蒸汽供裂解炉n达到的效果 将裂解气中的裂解燃料油分

5、离出来 将裂解气中的裂解重汽油分离出来 三大系统n油洗塔系统（又称汽油分馏塔/急冷油塔）n水洗塔系统（又称急冷水塔）n稀释蒸汽发生系统 五大循环nQO（急冷油）循环nPO循环n裂解汽油循环nQW（急冷水）循环nDS（稀释蒸汽）循环CGCG急冷油塔急冷水塔LFO汽提塔减粘塔QOPOCGn油洗塔系统/QO（急冷油）循环 包括三台塔：油洗塔、解燃料油汽提塔、解柴油汽提塔 流程：流程：n高温裂解气经直接喷入急冷油冷却到200-215 C后进油洗塔底部，在塔中分别由循环急冷油冷却和回流裂解重汽油精馏，顶温到95-105 C 后裂解气进到水洗塔系统。塔釜急冷油送去发生稀释蒸汽和其它工艺用户回收热量后，一部

6、分喷入裂解气中，另一部分则循环回油洗塔中部n裂解燃料油（PFO）从油洗塔底部采出，经裂解燃料油汽提塔汽提后，控制闪点120 C，冷却到90 C送出界区n裂解柴油（PGO）从油洗塔中部采出，经裂解柴油汽提塔汽提后，控制闪点70 C，冷却到90 C送出界区 n1)油洗塔系统/QO（急冷油）循环n塔顶温度由两个因素确定，一是必须高于DS（稀释蒸汽）冷凝温度；另一是裂解汽油的干点（塔顶重组分）不超过205 C n塔釜温度越高越好，但受循环急冷油的粘度制约nPO的循环量与裂解气的组成及釜温有关n1)油洗塔系统/QO（急冷油）循环n油洗塔系统易结垢，要防止设备堵塞n急冷油粘度大，并含有细小焦粒，管线要伴热

7、保温，仪表、急冷油循环泵防止堵塞n油洗塔内件选型：气液比大，顶部液体喷淋密度小（3.5M3/HR.M2）。内件可采用填料或板式，但不能用规整填料。填料塔抗堵能力稍差，考虑到长周期的要求，以板式塔为好。 n1)油洗塔系统/QO（急冷油）循环（对工艺） QO循环目的是移出裂解气中的热量 釜温越高越有利于热量的移出，塔的温度分布越好 釜温的升高影响其粘度（重烯烃聚合），粘度增大 一对矛盾，解决的办法-急冷油减粘 n1)油洗塔系统/QO（急冷油）循环（对工艺） 急冷油减粘原理：利用减粘塔（燃料油汽提塔）将进料急冷油中的中间馏份（280-330 C，多为沸点高，而粘度低的芳烃馏份）汽提出来，重新返回到油

8、洗塔中，最终又进到循环急冷油 采用范围一般是：裂解原料较轻，裂解气中裂解燃料油收率低时或想使油洗塔釜温提高时 减粘方法（介质）：只要能将将进料急冷油中的中间馏份汽提出来的办法都是可行的。常用的有：利用蒸汽；真空闪蒸；高温裂解气减粘方法减粘方法汽提介质汽提介质操作温度操作温度优点优点缺点缺点蒸汽汽提法蒸汽汽提法高压蒸汽高压蒸汽随蒸汽量变随蒸汽量变化化1.介质干净介质干净2.可防止汽提塔堵塞可防止汽提塔堵塞1.增加急冷油增加急冷油/水塔负荷水塔负荷2.减粘效果不理想减粘效果不理想3.消耗高压蒸气消耗高压蒸气真空闪蒸法真空闪蒸法-2401.减粘效果好减粘效果好2.不影响急冷油不影响急冷油/水塔水塔的

9、负荷的负荷1.需配备抽真空设备需配备抽真空设备2.设备在负压下操作，对设备在负压下操作，对设备和系统密封要求高设备和系统密封要求高3.不适合大型装置不适合大型装置裂解气汽提裂解气汽提法法高温轻烃裂高温轻烃裂解气或乙烷解气或乙烷炉裂解气炉裂解气2501.减粘效果好减粘效果好2.不影响急冷水塔的负不影响急冷水塔的负荷荷1.超高压蒸汽发生量降低超高压蒸汽发生量降低2.需考虑如何防止设备堵需考虑如何防止设备堵塞塞3.影响急冷油塔下部负荷影响急冷油塔下部负荷裂解气与急裂解气与急冷油混合后冷油混合后闪蒸法闪蒸法高温轻烃裂高温轻烃裂解气或乙烷解气或乙烷炉裂解气炉裂解气2501.减粘效果好减粘效果好2.不影响

10、急冷水塔的不影响急冷水塔的负荷负荷3.闪蒸塔不易堵塞闪蒸塔不易堵塞1.超高压蒸汽发生量降低超高压蒸汽发生量降低2.影响急冷油塔下部负荷影响急冷油塔下部负荷采用减粘及PO循环取热后n2)水洗塔系统/急冷水循环 包括：水洗塔、油-水分离器 流程：流程：n自油洗塔塔顶的裂解气进入水洗塔底部，在塔中分别由两段循环急冷水（温度分别为53 C和37 C）冷却，顶温到40 C 左右后，裂解气进到压缩机系统nQW（急冷水）从水洗塔底部采出，经工艺用户回收热量并由循环水冷却到53 C后分成两股：一股循环返回水洗塔中部；另一股再经循环水冷却到37 C后返回水洗塔上部nDS冷凝水PW（工艺水）和裂解汽油进入油-水分

11、离器，靠静置使油和水分离。裂解汽油大部送去油洗塔作回流，一小部送去汽油汽提塔汽提后，送出界区； PW送去工艺水汽提塔 n2)水洗塔系统/急冷水循环n塔顶温度的控制由两个因素确定，一是循环水CW的温度；另一是急冷水的上部循环量，一般在40度左右n塔釜温度的控制由急冷水乳化条件确定，一般在80到85度n急冷水PH值控制在7-9，通过注氨水/MEA/NaOH控制n急冷水含油量控制在 100 ppm(w)以下（静置时间一般在8到10分钟） n2)水洗塔系统/急冷水循环 关注点：n急冷水PH值控制在7-9，高于 11 则可能诱发急冷水乳化n急冷水循环目的是取热，提高水洗塔釜温可减少循环量，而釜温过高长时

12、间有可能引起急冷水乳化，通常釜温不高于85 Cn水洗塔总压降要低n水洗塔内件选型：填料塔液体分配器的设计要满足分配均匀；板式塔的塔盘要做到高水平度。填料塔压降小，板式塔投资少。3)稀释蒸汽发生系统/DS(稀释蒸汽)循环n3)稀释蒸汽发生系统/DS(稀释蒸汽)循环 图 LS/PO稀释蒸汽( DS) 循环急冷油塔原料裂解炉系统急冷水塔系统消泡剂工艺水( PW )缓蚀剂工艺水汽提塔连续排污( 含酚污水)凝水稀释蒸汽发生塔碱液QO补BFWDSMS3)稀释蒸汽发生系统/DS(稀释蒸汽)循环 包括二台塔：工艺水汽提塔、稀释蒸汽发生器 流程：流程：n自水洗塔塔底油-水分离器的工艺水PW进入工艺水汽提塔顶部，

13、在塔釜由再沸器加热或直接加入蒸气加热，将工艺水中溶解的轻烃汽提出来，塔顶气相返回水洗塔，塔釜工艺水送去稀释蒸汽发生塔上部n稀释蒸汽发生塔底部用QO（急冷油）发生DS，不足部分由中压蒸汽补充，从塔底部连续排污（含酚），以控制PW水质，减少腐蚀。DS在进炉区前用中压蒸汽过热到约200 C。 n3)稀释蒸汽发生系统/DS(稀释蒸汽)循环n稀释蒸汽发生温度由裂解炉所需DS压力确定n稀释蒸汽发生塔底部连续排污一般控制为进料量的3%-5%n工艺水汽提塔顶部气量一般控制为进料量的3%n工艺水汽提塔顶部气相腐蚀性强，要注入缓蚀剂，控制为3 ppmn工艺水是一高发泡物系，进料要注入消泡剂，一般控制为20 ppm

14、n工艺水PH值控制在7-10，采用注碱 n3)稀释蒸汽发生系统/DS(稀释蒸汽)循环nDS应过热后进裂解炉，液滴出现将严重腐蚀管道n用中压蒸汽发生DS，必须采用近饱和的蒸汽，过热蒸汽会使设备严重腐蚀n关于DS(稀释蒸汽)循环：量越大则裂解炉烃分压越低，也越有利于裂解生成乙烯。但DS(稀释蒸汽)循环是一死循环，量大则会加大能量消耗，并加重整个急冷区的负荷。必须优化确定稀释蒸汽比 几个讨论：几个讨论：裂解气压缩的作用n将裂解气压力提高到轻组分分离所需压力n将裂解气中的裂解裂解轻汽油分离出来n将裂解气中的酸性气体（含有机硫）除去n将裂解气中的饱和水除去n关于洗苯：只在采用低压脱甲烷流程时才设置。该流

15、程在前冷有一台板翅式自身歧化换热器，裂解气中的苯冷凝进入歧化换热器，并在温度低于 -80 C时固化堵塞板翅式换热器。如裂解气中的苯含量很低（与原料有关），也可以不设洗苯酸性气体（含有机硫）脱除系统 胺洗反应：2HO-C2H4-NH2 + H2S =（HO-C2H4-NH3）2S n（HO-C2H4-NH3）2S + H2S =2HO-C2H4-NH3）HS n 2HO-C2H4-NH2 + CO2+H2O =（HO-C2H4-NH3）2CO3 n（HO-C2H4-NH3）2CO3 + CO2+H2O =2HO-C2H4-NH3）HCO3n 2HO-C2H4-NH2 + CO2= HO-C2H4

16、-NHCOONH3-C2H4-OH 碱洗反应：CO2 + 2NaOH = Na2CO3 + H2On H2S + 2NaOH = Na2S + 2H2On长尾曹达法反应： CO2 + NaOH = NaHCO3n H2S + NaOH = NaHS n2） 酸性气体（含有机硫）脱除系统n胺洗单元对碳钢设备腐蚀性大，对设备材质要求高n醇胺溶液可吸收双烯烃，并在高温再生时易生成聚合物而结垢n胺洗不能脱除有机硫，对CO2、H2S也只能降到30-50ppm，必须与碱洗配合n碱洗单元黄油的生成及结垢n碱洗单元晶体的析出会堵塞设备和管道n碱洗塔内件选型：气液比大，液体喷淋密度小，下段易结垢。要求压降要低；

17、板式塔（抗垢）和填料塔组合成为优选。 n2） 酸性气体（含有机硫）脱除系统（对工艺） 酸性气体脱除？-H2S可腐蚀设备、缩短干燥剂分子筛寿命、使加氢钯系催化剂中毒；CO2在低温时可结成干冰堵塞设备和管道 酸性气体脱除系统设在流程的位置：裂解气压缩机缸和缸之间，即低压缸和中压缸之间或中压缸和高压缸之间，这主要取决于缸体材质不同 采用胺洗的条件：裂解气酸性气体含量高（超过0.2%）时，目的是降低碱消耗量 碱洗单元黄油的生成：在碱的催化作用下，双烯烃的聚合 碱洗单元晶体的析出：三段碱洗并在采用长尾曹达碱洗法（碱排放浓度为零，有Na2CO3 和生成的NaHCO3、NaHS ）时偶而出现 n2） 酸性气

18、体（含有机硫）脱除系统（对工艺） 碱洗塔段数的选择：段数多，碱利用率高，碱消耗量少，废碱排放量少 裂解气用急冷水过热3-5 C？-防止重烃冷凝进而加重聚合结垢 关于废碱处理：n外卖-脱油脱硫醇后可代替硫化碱用于造纸nCO2中和-用CO2将H2S置换出来，量少时焚烧，量大时可回收硫n硫酸中和-用硫酸将H2S和CO2置换出来，放火炬烧掉，水质PH值控制在6.7-8.7之间n湿式空气氧化-用空气将Na2S氧化成Na2SO4 ，目前最常用 ProcessHeatExchangerOxidizableWasteFeedPumpAir CompressorReactorOxidizedWastewater

19、PCVPCOrganics + O2 CO2 + H2O + RCOOH* Sulfur Species + O2 SO4-2Organic Cl + O2 Cl-Organic N + O2 NH4+1Phosphorus + O2 PO4-3 *Short chain organic acids such as acetic acid make up the major fraction of residual oxidation intermediates in a typical WAO effluent.NaHS0.5% - 6%Na2CO31% - 5%NaOH1% - 4%NaS

20、R0% - 0.2%Soluble oil50 - 150 ppmBenzene20 - 100 ppmNaHS + 2O2 + NaOH Na2SO4 + H2O NaSR + 2O2 + NaOH Na2SO4 + H2O + R+ R+ + O2 + NaOH CO2 + H2O + RCOONa(Unbalanced)(Medium Pressure Oxidation: 200C, 400 psig)3）裂解气干燥系统n3）裂解气干燥系统 n3）裂解气干燥系统 包括：裂解气干燥、干燥剂再生 流程：流程：n洗苯后的裂解气（15 C）由上部进入裂解气干燥器，经干燥剂3A分子筛脱水，控制水

21、含量小于1ppm，干燥后去前冷 n再生冷热甲烷（由高压蒸汽加热到230-250 C）从裂解气干燥器底部进入，按干燥剂3A分子筛生产商提供的再生操作曲线进行，裂解气干燥器一般为两台，一台操作，另一台再生 n3）裂解气干燥系统n裂解气干燥器中3A分子筛装填由两部分构成，一是干燥段，另一是保护段，操作时保护段不可用于控制水含量，水分分析仪装在两段间n3A分子筛规格、装填量和装填方式、操作周期均由分子筛生产商提供n再生用甲烷要控制乙烯含量，一般在0.2%-0.8% n3）裂解气干燥系统（对工艺） 为什么干燥n低温H2O自身结冰n高压和合适的温度下可和烃生成烃水合物的白色结晶（水合物），堵塞设备和管道

22、注甲醇可降低水的冰点和水合物的生成起始温度，装置上用于解冻 为什么冷到15 C？-在防止水合物生成的前提下，尽可能降低温度，以减少水进入量 几个讨论n前冷-在脱甲烷塔之前进行脱氢n后冷-在脱甲烷塔之后进行脱氢（已淘汰）n低压6 kg/cm2(G)，由燃料气、再生气系统压降决定-Lummusn中压12kg/cm2(G)，根据流程优化选择-Technipn高压 30kg/cm2(G)，根据乙烯制冷机最低温度确定-目前仅用于气体原料n2）氢气甲烷化系统n甲烷化- CO + H2 生成甲烷和水n为什么甲烷化- CO的存在可造成乙炔加氢及碳三加氢催化剂失活n作用：n 氢气 (95%mol) 杂 质n 甲

23、烷（5%mol ） COCO n2）氢气甲烷化系统 图 n包括：甲烷化、氢气干燥及再生n流程：流程： 氢气经进出料换热和高压蒸汽加热（288 C）后进甲烷化反应器上部，在镍系催化剂的作用下，CO及少量CO2与H2反应生成甲烷和水，并放出大量热。 出口高温氢气经进出料换热和循环水冷却冷凝后进脱水罐，气相氢气一部分进一步由丙烯冷剂冷却到15 C，脱水后进氢气干燥器上部；另一部分送去裂解汽油加氢装置。氢气由上部进入氢气干燥器，经干燥剂3A分子筛脱水，控制水含量小于1ppm，干燥后去乙炔加氢及碳三加氢。再生冷热甲烷（由高压蒸汽加热到250 C）从氢气干燥器底部进入，按干燥剂3A分子筛生产商提供的再生操

24、作曲线进行，氢气干燥器一般为两台，一台操作，另一台再生 n氢气中乙烯含量要小于1000ppm，高温时乙烯裂解生成碳，使催化剂性能下降n甲烷化后要求CO含量要小于1-5ppmn甲烷化反应催化剂采用镍系催化剂，固定绝热床，不再生 n主反应： CO + 3H2-CH4 + H2O + 206 kJ/mol CO2 + 4H2-CH4 + 2H2O + 165 kJ/mol n副反应： C2H4 + H2-C2H6 + 136 kJ/mol（高温时乙烯裂解生成碳）n包括：脱乙烷塔、乙炔加氢、乙烯精馏n顺序分离流程决定了乙炔加氢采用后加氢注： 前加氢-位于脱甲烷塔上游 后加氢-位于脱甲烷塔下游n流程：流

25、程： 自脱甲烷塔塔底的物料分两股进脱乙烷塔，塔釜控制不含乙烷，塔顶控制不含丙烯 脱乙烷塔塔顶物料经进出料换热和蒸汽加热至35 C（SOR）-103 C（EOR），进乙炔加氢反应器上部，在钯系催化剂的作用下，乙炔选择加氢生成乙烯和乙烷，出口物料经循环水和进出料换热后进绿油洗涤塔，洗液是来自乙烯精馏塔的一股碳二馏份，绿油洗涤塔釜液泵送脱乙烷塔作为回流，塔顶气相经乙烯干燥器后进乙烯精馏塔 乙烯精馏塔釜液乙烷经回收冷量后去乙烷裂解炉，靠顶部侧线采出乙烯产品进乙烯球罐，回流罐中气体返回裂解气压缩机系统。球罐中的乙烯经加压、气化后送下游装置n脱乙烷塔塔釜液控制乙烷含量要小于400ppm，塔顶控制丙烯含量要

26、小于0.25n乙烯精馏塔塔釜液控制乙烯含量要小于1%，侧线乙烯产品合格n乙炔加氢：固定绝热床,催化剂采用钯系催化剂，可再生n 主反应： C2H2 + H2 - C2H4 + 174 kJ/mol n 副反应： C2H2 + 2H2 - C2H6 + 311 kJ/mol C2H4 + H2 - C2H6 + 136 kJ/mol mC2H2 + nC2H2 - 低聚物（绿油） C2H2 - 2C + H2 + 227 kJ/mol（高温裂解） 催化剂要求：催化剂选择性好，对乙烯的吸附能力要低。n关于催化剂选择性： 温度温度-升高，活性增加，而选择性降低 使用时间使用时间-延长，选择性逐渐下降

27、氢气浓度氢气浓度-越高，选择性越差n催化剂活性控制-加入含CO的氢气n反应器类型： 绝热式-乙炔浓度小于1.2% 等温式-乙炔浓度大于1.2%，需要配置一套除热系统，投资高，操作麻烦，可以用多段绝热床替代（段间设冷却器）n 绝热式： 单段一开一备，乙炔浓度小于0.8% 双段一开一备（或三个单段二开一备），乙炔浓度小于1.0%-1.7% 三段一开一备，乙炔浓度大于2.5%；n催化剂再生-热甲烷升温至200 C，再切换用蒸汽升温至360 C，同时配入空气烧焦（温度至480-510 C）几个讨论n脱丙烷塔塔釜液控制碳三含量要小于0.5%，塔顶控制碳四含量要小于0.05%n脱丁烷塔塔釜液控制碳四含量要

28、小于0.7%，塔顶控制碳五含量要小于1.0%n脱丙烷塔提馏段及塔釜再沸器易发生双烯烃的聚合结垢，一方面加阻聚剂，另一方面选择合适的塔型（大孔筛板等抗垢能力强的塔盘）及采用备用再沸器n阻聚剂加入量：进料20ppm，塔釜50ppmn关于脱丙烷塔塔釜结垢 为防结垢，温度一般要控制在80 C左右，最好低于 80 C 压力对结垢影响不大n关于双塔脱丙烷： 双塔脱丙烷n1）脱丙烷及脱丁烷系统（对工艺） 双塔脱丙烷： 图 加氢系统17kg/cmLS脱乙烷塔系统剂聚阻聚剂81C2阻C.W44C84CMA/PD27kg/cm阻聚剂C.WLS41C阻聚剂44C23C18CPR脱丁烷塔系统低压脱丙烷塔高压脱丙烷塔凝

29、液汽提塔n采同双压-高压脱丙烷塔塔顶采出碳三馏份，碳四及更重馏份从低压脱丙烷塔塔釜采出n有效降低釜温，缓解结垢n高压脱丙烷塔塔顶冷凝器用循环水而不用丙烯冷剂n综合能耗评价-一般认为在循环水温度低于32 C时，采用双塔是节能的。大多装置采同双塔的主要目的是解决结垢给操作带来的不便n作用： 丙炔（丙炔（MAMA）/ /丙二烯（丙二烯（PDPD） 丙烯 丙烷 MA/PD加氢?-增加丙烯产量；安全上要避开暴炸范围，要求MA/PD到30%以下MA/PD加氢系统MA/PD加氢系统C.W脱丙烷塔系统2H（操作）脱甲烷塔尾气去甲烷汽提塔系统再生气放空/水洗塔（再生）MA/PD反应器MA/PD反应器n包括：丙炔

30、/丙二烯反应器n流程：流程： 脱丙烷塔塔顶碳三馏份进丙炔/丙二烯反应器上部，配入氢气，同时，一股加氢后的物料循环返回入口，在钯系催化剂的作用下，丙炔/丙二烯加氢生成丙烯或丙烷，加氢后的物料大部进甲烷汽提塔，部分经冷却后循环返回入口。反应器为绝热固定床，一台操作，另一台再生后备用MA/PD加氢系统nMA/PD加氢：固定绝热床,催化剂采用钯系催化剂，可在线再生n加氢后的物料要控制MA/PD含量要小于10ppm 主反应： CH3-C-CH + H2 - C3H6 + 165 kJ/mol CH2-C-CH2 + H2 - C3H6 + 173 kJ/mol 副反应： C3H6 + 2H2 - C3H

31、8 + 124 kJ/mol nC3H4 - 低聚物（绿油）要求：催化剂选择性好，对丙烯的吸附能力要低MA/PD加氢系统n催化剂加氢控制-物料循环：温度控制；进料MA/PD浓度控制n是否物料循环：碳三馏份中MA/PD含量超过2.5%和开车MA/PD加氢系统n关于气相加氢： 固定绝热床,催化剂采用钯系催化剂，可在线再生 反应活化能比液相高，液相加氢更易发生 与液相比：反应器体积大；反应温度高；绿油生成量大 现已逐渐被液相取代MA/PD加氢系统n作用： n 氢气氢气（少量）n 甲烷甲烷（少量）n 丙烯n 丙烷 n甲烷气提-MA/PD加氢时带入少量甲烷和过剩氢气，丙烯产品对其含量有要求；可以单独脱除

32、甲烷/氢气，也可以在丙烯精馏塔顶部设气提段 甲烷气提及丙烯精馏系统3）甲烷气提及丙烯精馏系统n3）甲烷气提及丙烯精馏系统 图 加氢系统MA/PDQW19kg/cm55C253C42CC.W19kg/cm贮存丙烯球罐QW55 Co2丙烯精馏塔46C44CC.W甲烷汽提塔C3LPGn流程：流程： 加氢后的物料进甲烷气提塔的上部，塔釜再沸器热源为急冷水（QW），塔顶冷凝器循环水提供冷量。塔顶气相为甲烷/碳三馏份，要控制碳三含量，返回裂解气压缩机系统；塔釜为碳三馏份，要控制甲烷含量，去作丙烯精馏塔进料。 自甲烷气提塔的碳三馏份进丙烯精馏塔中部，塔釜再沸器热源为急冷水（QW），塔顶冷凝器由循环水提供冷量

33、。塔顶为丙烯产品，要控制合格，经泵送去球罐；塔釜为碳三LPG，要控制丙烯含量，送去循环裂解或作为液化气送出界区甲烷气提及丙烯精馏系统n甲烷气提塔塔釜液控制甲烷含量要小于0.01%n丙烯精馏塔塔釜液控制丙烯含量要小于5%，塔顶控制丙烯产品合格n丙烯精馏塔塔高最高，达近90米，塔盘数165块左右，回流比约R=13-20，属于高回流比精馏塔甲烷气提及丙烯精馏系统丙烯制冷系统n4）丙烯制冷压缩机系统 图 n包括：丙烯制冷压缩机、各级用户及各段吸入罐n流程： 丙烯制冷压缩机系统为一密闭循环，介质为装置自产聚合级丙烯，为装置提供四个级别的冷剂，分别是 18 C、2 C 、-23 C 和-40 C 。压缩机

34、出口丙烯经冷凝器由循环水全部冷凝，节流后供18 C 级用户并进入压缩机四段吸入罐，气相补气进压缩机四段；液相进一步节流后供 2 C 级用户并进入压缩机三段吸入罐，气相补气进压缩机三段；液相进一步节流后供-23 C 级用户并进入压缩机二段吸入罐，气相补气进压缩机二段；液相进一步节流后供-40 C 级用户并进入压缩机一段吸入罐，气相进压缩机一段，完成一个循环丙烯制冷系统n压缩机一段吸入罐的压力靠驱动透平转速来控制n压缩机防喘振：设有四返一和四返四两条最小流量旁路n压缩机一段吸入罐的温度由直接喷入液体来控制丙烯制冷系统n冷剂级别个数的设置-与裂解原料有关；与分离技术路线有关；与冷区换热集成有关n冷剂

35、级别等级的设置-与裂解原料有关；与分离技术路线有关；与冷区换热集成有关；与等压缩比无关n丙烯制冷压缩机出口压力的确定-与循环水供水温度有关，要在合适的温差下全凝丙烯制冷系统乙烯制冷系统n5）乙烯制冷压缩机系统 图 n包括：乙烯制冷压缩机、各级用户及各段吸入罐n流程： 乙烯制冷压缩机系统为一密闭循环，与丙烯制冷压缩机系统组合成复迭制冷，介质为装置自产聚合级乙烯，为装置提供三个级别的冷剂，分别是-62 C、-75 C 和-101 C 。压缩机出口乙烯经冷凝器由循环水和各级丙烯冷剂全部冷凝，节流后供-62 C 级用户并进入压缩机三段吸入罐，气相补气进压缩机三段；液相进一步节流后供-75 C 级用户并

36、进入压缩机二段吸入罐，气相补气进压缩机二段；液相进一步节流后供-101 C 级用户并进入压缩机一段吸入罐，气相进压缩机一段，完成一个循环 乙烯制冷系统n压缩机一段吸入罐的压力靠驱动透平转速来控制n压缩机防喘振：设有三返一、三返二和三返一三条最小流量旁路n压缩机一段吸入罐的温度由直接喷入液体来控制乙烯制冷系统n冷剂级别个数的设置-与裂解原料有关；与分离技术路线有关；与冷区换热集成有关n冷剂级别等级的设置-与裂解原料有关；与分离技术路线有关；与冷区换热集成有关；与等压缩比无关n乙烯制冷压缩机出口压力的确定-与所采用的最高级别丙烯冷剂有关，要在合适的温差下全凝乙烯制冷系统 二元-甲烷、乙烯 配比：甲

37、烷/乙烯为40/60 功能：相当于甲烷制冷和乙烯制冷的组合二元制冷（二元制冷（BR）系统n一、二元制冷（一、二元制冷（BR） 图o121oo1二元制冷（二元制冷（BR）系统n可以乙烯单独开车n各点组分不变n可提供 -40 C至 -135 C 冷源n第一段吸入及二段补气均须过热5-10 Cn通道型式：管程或板翅式换热器n省投资n省能耗n已工业化二元制冷（二元制冷（BR）系统 三元-甲烷、乙烯、丙烯 配比：甲烷/乙烯/丙烯为10/10/80 齐鲁H2/CH4/ C2H4/C3H6=0.11/8.89/8.3/82.7 功能：相当于甲烷制冷、乙烯制冷和丙烯制冷的组合三元制冷（三元制冷（TR）系统三元

38、制冷（三元制冷（TR）n可以丙烯单独开车或丙烯/乙烯开车n分成三股组分： HR（齐鲁H2/CH4/ C2H4/C3H6=0.02/4.49/6.74/88.74 ） MR（齐鲁H2/CH4/ C2H4/C3H6=0.03/6.90/9.41/83.66 ） LR（齐鲁H2/CH4/ C2H4/C3H6=0.76/37.37/17.03/44.84）n可提供 20 C至 -135 C 冷源n第一段吸入及各段补气均须过热5-10 Cn通道型式：管程或板翅式换热器三元制冷（三元制冷（TR）系统-100 C-40 C40 CConventionalSystemBinarySystemTertiaryS

39、ystemC3-RC1/C2-RC2-RC3-RC1RC1/C2-/C3-Rfrom a single machine-140 CLECT-LowEnergyConsumptionTechnologyLECT-低能耗技术低能耗技术丙烯乙烯其它裂解气急冷急冷压缩压缩脱丙烷脱丙烷冷箱及冷箱及脱甲烷脱甲烷热分离热分离精馏精馏系统系统丙烯塔冷箱QO塔QW塔CGC14碱洗HP DeC3CGC5C2加氢碳三洗涤塔LP DeC3预脱甲烷塔碳二洗涤塔DeC1塔脱乙烷塔乙烯塔碳三加氢CGC58.2.1碳二加氢系统去脱乙烷塔碳三洗涤塔碳二洗涤塔预脱甲烷塔脱甲烷塔去乙烯塔去乙烯塔C2R冷箱和脱冷箱和脱甲烷系统甲烷系

40、统脱乙烷塔脱乙烷塔乙烯塔乙烯塔裂解气自裂解气自脱丙烷塔脱丙烷塔常规冷分离流程框图常规冷分离流程框图冷箱和脱冷箱和脱甲烷系统甲烷系统脱乙烷塔脱乙烷塔乙烯塔乙烯塔裂解气自裂解气自脱丙烷塔脱丙烷塔LECT冷分离流程框图冷分离流程框图碳二碳二48%碳二碳二52%dephlegmator脱乙烷塔乙烯塔压缩机自脱甲烷塔自预脱甲烷塔乙烷去碳三加氢乙烯冷箱脱乙烷塔脱乙烷塔甲烷吸收塔脱甲烷塔乙烯塔丙烯塔脱丙烷塔碳二加氢碳三加氢急冷n将裂解气分成两部分：一是碳二及更轻组分；另一是碳三及更重组分n碳二及更轻组分加氢除去乙炔n加氢反应器为单段等温床前脱乙烷前加氢n前脱乙烷前加氢 图前脱乙烷前加氢冷分离顺序分离流程顺序

41、分离流程前脱丙烷流程前脱丙烷流程(ARS)前脱乙烷流程前脱乙烷流程分离次序分离次序H2/C1C2C3C4及及C5+先先C3-/C4+切割切割C3-H2/C1C2及及C3C4+C4及及C5+先先C2-/C3+切割切割:C2-H2/C1C2C3+C3C4及及C5+塔数量塔数量1618（不包括分凝分离器）（不包括分凝分离器）16裂解气压缩机段裂解气压缩机段数数555冷冻级别数冷冻级别数876技术年代技术年代20世纪世纪80年代年代20世纪世纪90年代年代20世纪世纪90年代年代采用的主要节能采用的主要节能技术技术低压脱甲烷低压脱甲烷分凝分离器高效回收低温冷量、分凝分离器高效回收低温冷量、脱丙烷塔和乙烯塔的开式热泵、脱丙烷塔和乙烯塔的开式热泵、非清晰分割非清晰分割乙烯塔开式热泵乙烯塔开式热泵碳二加氢位置碳二加氢位置后加氢，后加氢，需要绿油洗涤系统，需要绿油洗涤系统，催化剂须再生。装置催化剂须再生。装置低负荷时易波动低负荷时易波动前加氢，不需要绿油洗涤系统；前加氢，不需要绿油洗涤系统；可连续运行可连续运行4年。装置低负荷时年。装置低负荷时反应器仍稳定反应器仍稳定前加氢，前加氢，不需要绿油洗涤系统不需要绿油洗涤系统可连续运行可连续运行4年