乙烯装置工艺技术规程

乙烯装置工艺技术规程

1.1装置概况

1.1.1装置简介

乙烯装置用美国鲁姆斯专利技术,本装置包括两套工艺单元：即乙烯单元和汽油加氢单元。以丙

烷镭分、丁烷情分、重整液化气,重整拔头油、直循石脑油及不凝气、粗丙烯为原料，采用五台SRT-IV

HS型裂解炉和一分CBL-H型裂解炉裂解，经急冷、压缩、顺序深冷分离等工序年产14万吨/年聚合

级乙烯、6万吨/年聚合级丙烯及4.8万吨/年加氢汽油,装置。

同时，本装置还设有水精制、热水和污水处理三套辅助装置。

本装置采用石脑油、拔头油、LPG、G、C,谭份为原料，经管式裂解炉热裂解生产乙烯、丙烷、

加氢裂解汽油和混合碳四。

裂解炉采用五台SRT-IV型炉，・台CBL-H型炉，按五开一备的模式运行。

裂解气急冷采用废热锅炉发生超高压蒸汽，急冷油直接喷入急冷器、油洗塔、水洗塔流程。水洗

塔的工艺水经过除油以后循环使用，用来发生稀释蒸汽。这一流程不仅减少含油污水的排放量，同时

节约锅炉给水消耗量。

裂解气的分离采用高压前脱氢低压脱甲烷，碳二锚份、碳三僧份后加氢流程。裂解气脱除酸性气

体采用苛性钠水溶液吸收掉裂解气中酸性气体流程。裂解气脱水采用分子筛吸附法。

为得到深冷分离的各级低温,采用丙烯一乙烯一甲烷复叠式制冷流程。其中乙烯制冷和丙烯制冷

采用闭式流程，甲烷制冷采用开式流程。脱甲烷塔塔顶气体吸入甲烷制冷压缩机，经压缩冷凝后供脱

甲烷塔回流。

裂解汽油加氢采用鲁姆斯公司DPG两段加氢技术,第一段在低温下液相加氢，以把为催化剂：第

二段在高温下气相加氢，用钻一铝系催化剂。

1.1.2.工艺原理

1.1.2.1裂解

大分了煌类的热裂解反应是十分复杂的，在•定的温度和压力下，足类的裂解过程大致如下：石

腊嫌（直链烷烧）几乎全部都可以发生断链生成较低分子量的烯烧和烷烧；环烷烧除发生开环裂解生

成较低分子量的烯烬和烷烽外还可以发生脱氢，芳构化形成缩合芳香环化合物;芳环基本不发生裂解,

只是侧链可能由长链变成燃链,或者缩合成多环燃,在更高的温度下还可以进一步变成胶质、焦油和

焦碳。

总之，裂解反应包括一次反应,即大分子量的烧类分子裂解变成较低分子量的烯燃、烷烧、焕始、

双烯烽和氢；二次反应即在一次反应过程中生成的各种不饱和的中间产物的加氢、脱氢、缩合，进一

步分解等反应。二次反应往往是人们不希望发生的，因为它往往生成双环烧、多环烧、稠环烽、芳妙、

烘烧、双烯烧、胶质、焦油、焦碳等物质，不仅浪费了原料，降低了烯燃收率，而且不利于装置的长周

期安全平稳生产。为了减少不必要的二次反应，裂解反应常采用高温、短停留时间、低烧分压。

裂解反应机理（自由基反应机理）大致过程如下：（以乙烷裂解为例）

a、第一步乙烷裂解为两个甲基自由基

心山-CHa•+CL•

b、一个甲基与另一个乙烷反应生成甲烷和乙基自由基

CH」・+C2H⑹fC乩十&出・

C、乙基自由基分解成乙烯和氢自由基

心也­一CJL+H•

d、氢自由基再与乙烷反应生成氢（分子）和乙基自由基

・

H+C2Hti-H2+C2H5•

。、乙基自由基分解产生乙烯和氢自由基

C2H5•fC2H.+H•

氢自由基（H・）又可以与乙烷反应由此不断进行下去。这是我们希望进行的主反应，也就是一次

反应。同时还会发生以下的二次反应：

II•+CH•-*IL

H・+C出.—CH1

H-+CM・-C2H6

心出・+C2H5•一C.Em

C2H5・+CH：，・fa%

CH：,•+CH3•-CM

【1•+CJh-C2H6・-Hz・

%・-*+aHz+H・

2H・+CM-Clh+C

对于烧类热裂解的机理,有许多种假设。目前以上述自由基链式反应机理来定性地描述烽类裂解

的过程较常用。

1.1.2.2分离

裂解气是氢和多种烧类的混合气体。当它离开反应器一裂解炉以后就被降温和分离。首先是在

冷凝系统中分离出裂解燃料油、裂解柴油、裂解汽油和大部分的水份；然后再在分离工序进一步分

离出乙烯、丙烯、氨气和碳四储份。

裂解气的分离主要采用精储法来完成，同时采用化学反应方法除去杂质乙焕、丙二烯、丙块、一

氧化碳及酸性气体（HBCOJ等杂质；用分子筛吸附法除去裂解气、氢气、碳二饱份和碳三僧份中的

水份。

1.1.2.2.1精僧

本装置的精储主要采用筛板塔、浮伐塔、填料塔及常规蒸馆

进入精储部分的裂解气主要由氢、G〜C5的各种烧类混合组成，由于在同一温度下各馀份的挥发

度不相同，在气液两相平衡时，挥发度大的循份在气相中的浓度也越大。在液相中的浓度就越小。所

以将混合液体控制在泡点温度郤分蒸发时，得到气体中低沸点储份的浓度相对于较高沸点循份在气

相中的浓度高。在液相中正好相反,沸点高的储份的浓度比沸点低的储份的浓度高。于是，将第次

蒸饰所得到气相部分冷凝以后再进行第二次部分蒸发。这次得到的气相中较低沸点的锵份的浓度就

更进一步被提高,如此继续进行下去，最终气相中低沸点缁份的浓度就会达到人们希望的某一值。同

理,将第一次蒸储得到的液体再进行第二次部分蒸发，余下的液相中较高沸点的储份的浓度将比第一

次所得液相中该馅份的浓度更高,继续进行下去，最终剩余液体中的较高沸点储份的浓度也会达到人

们所希望的某一值。

上述精储过程串联起来，经过整理便形成了精储塔，塔内每块塔板起一个蒸饿釜的作用。混合物

料每通过一块塔板都发生了塔板上液体的部分蒸发（较低沸点部分）和上升气体中的部分气体冷凝

（较高沸点部分）。结果使上升气体中的较低沸点储份的浓度越来越高,到塔顶冷凝器以后达到最高，

而下降液体中较高沸点储份的浓度也越来越高,塔釜中最高。为了实现塔板上的部分蒸发和部分冷凝

同时进行,提高塔板效率,必须供给部分蒸发时所需的热量和部分冷凝时所需的冷量,这就是精僮塔

必须有回流和再沸器的原因。各塔板回流液中较低沸点的储份蒸发时吸收上升气中较高沸点储份的

热量，使其冷凝。塔釜液在再沸器内加热以后蒸发出的气体就把热量传给塔板上的液体放出热量后冷

却回到下降液体中，各塔板上液体中较低沸点的溜份得到热量后蒸发进入更上一块塔板，于是热能从

塔釜向塔顶传递,在热传递的过程中同时完成了质的交换。

1.1.2.2.2裂解气干燥

裂解气在进行深冷分离之前必须彻底脱水,本装置采用了3A"分子筛选择吸附的方法从裂解气中

除去水份3A°型分子筛孔径不大于3A0并具有憎烧亲水的特点在裂解气与水的混合气体中它优先吸

附水。所吸附的水在适当加热以后又能解吸,脱附后的分子筛又可以在较低温度卜吸附水份。

1.1.2.2.3乙快加氢

乙烯与乙快的相对挥发度,乎等于1,很难用精储方法使它们分离开来,本装置的聚合级乙烯产

品中的乙烘必须除去才能满足聚乙烯装置的需要。故采用化学反应的方法将乙块除掉。在本装置中

除去乙炊采用杷催化剂作用下乙烯/乙烷锚份中的乙焕选择加氢生成乙烯的方法。用此方法不仅能将

乙块降低到5MG/G以下而且还能将乙焕转化为乙烯，提高乙烯收率，其反应如下：

主反应

CHz+H,-*Glh+174.75kj/mol

CJL+2H2-3"311.67kj/mol

副反应

H

nCJVmC凡一低聚物（绿油）+反应热

GHd+H?-C2H6+136.93kj/mol

3aHi-2c2H6+2C+109kj/mol

C2Hl-CFh+C+127kj/mol

C2H1-2C+2H2+52kj/mol

乙炊加氢反应主要分三步进行

第一步乙焕（C此）和氢（也）扩散到催化剂表面并在活性中心（Pd）上吸附一个C此或一个t。

第二步在活性中心上吸附的C此再吸附一个乩进行加成反应,或活性中心上吸附的乩再吸附一

个&儿进行加成反应,生成乙烯。

第三步脱附。由于乙烯在活性中心上的被吸附能力远比C2H2小,一旦C2H2转化成GH」,便很烘被

脱附,不能及时脱附的还有可能进•步加氢生成乙烷然后再脱附。活性中心马上开始下一个GHz加氢

的反应。

当活性中心上吸附了乙烯和氢（H2）以后也进行加氢反应，生成乙烷。当温度高时氢气被

吸附的能力变弱,或者氨气不足时,活性中心上可以同时吸附几个CM分子，这时发生聚合反应,生成

乙块低聚物（绿油）。

从以上反应过程可以看出，乙快加氢要求催化剂对乙快加氢的选择性要好。对乙烯的吸附能力要

低，以便乙烯生成后很快脱附，减少乙烯不能及时脱附被进一步加氢生成乙烷的机会，减少乙烯被加

氢造成的损失。

1.1.2.2.4甲基乙快(MA)和丙二烯(PD)加氢

由于甲基乙块和丙二烯与丙烯的相对挥发度也接近1,用精馈方法将它们与丙烯分离也比较困

难，需要塔板数很多。并且要求达到丙二烯、甲基乙烘的含量低到5%/g以下。若用精储方法除去

丙二烯、甲基乙块，丙烷缁份中损失的丙烯很多，同时为了安全,降低丙二烯、甲基乙快在丙烷储份

中的浓度，使其浓度在30%以下、也要损失丙烯。因此本装置中除去甲基乙快，丙二烯是采用把催化剂

作用下选择加氢的方法。此法可以克服精储法脱除甲基乙怏和丙二烯的方法的缺点，同时可以增加丙

烯的产量。其反应如下：

主反应

Pd

C3H4+H2―C3H6

Pd

C3H4+2H2-*C3H6

主要副反应

CSH6+H2fC3Hs

其反应机理与乙快加氢反应机理类同从略。

1.1.2.2.5氨气甲烷化

氮气中的一氧化碳对木装置几种加氢用钿催化剂都是毒物，在作为加氢的原料氯气中必须将它

彻底除去。采用的方法是在银催化剂作用下，将氢气中的一氧化碳转化为甲烷，其反应如下：

Ni

C0+3H.-*CH.+JL0

1.1.2.2.6裂解气脱酸性气体

裂解气中含有酸性气体H2S和C0力用苛性钠水溶液洗涤，除去ILS和C0?。

碱液吸收H?S和C0?的反应如卜.：

CO;+NaOH-、a£O#H：O

H2s+2NaOH-Na2s+2H2O

1.1.2.3裂解汽油加氢

裂解汽油中含有双烯燃和烯燃,本装置用两段加氢将它们先后除去，得到芳燃抽提原料油。

第一段裂解汽油加氢采用把催化剂选择加氢除去其中的双焙烧和部分烯烽：第二段裂解汽油加

氢采用钻一铝催化剂将其余的不饱合烽及含硫、氮、氧的有机化学物全部加氢除去。其反应机理与

乙快加氢反应机理类同，从略。

第一段裂解汽油加氢反应式

Pd

CnH2n-2+.―CnH2n

Pd

CnH2n2+2H2fCnH2n.2

第二段裂解汽油加氢反应式：

Co-Mo

CnHzn+HzfCnH2n*2

Co-Mo

含硫有机物+H2-H?S+正烷嫌

Co-Mo

含氮有机物+电-NL+正烷燃

Co-Mo

含氧有机物+从fH2+正烷燃

1.1.2.4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上气体压力的

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，就可以得到不同的沸

点温度,并且由于液体在沸腾蒸发时总需吸收大量热量作为蒸发热,所以将需冷却的物质与它换热就

能被冷却。当压力一定时，液体的蒸发温度也保持一定，供给热能的多少只能改变液体的蒸发量而不

改变蒸发温度。要改变蒸发温度必须改变蒸发压力。

在甲烷制冷、乙烯制冷、丙烯制冷过程中控制它们液态表而上各种不同的蒸发压力就得到了各

种不同的冷冻级位,蒸发出的气体在压力控制卜排出换热器，为了循环使用它必须用压缩机来提高它

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。

在工程上某种物质作冷媒时所得到的最低温度一般指它在常压下蒸发的温度，虽然可以在真空

下蒸发得到更低的温度，由于安全要求有机物作冷媒时不采用真空操作，以免空气漏入造成危险。因

此在工程上甲烷制冷的最低温度只能达-47.7℃。

另一方面，甲烷临界温度为-82.1C,乙烯临界温度9.9℃,庆烯临界温度为91.9℃。因此在本装

置内为了得到液态甲烷只能用液态乙烯为它的冷剂：为了得到液态乙烯只能用液态丙烯作它的冷剂:

为了得到液态丙烯可以用水作它的冷剂。利用本装置自身的产品组成了丙烯一乙烯一甲烷复登式制

冷系统。

1.1.3工艺流程说明

1.1.3.1原料的预处理

来自界区外的C4+拔头油和石脑油物料热交换器EAT81(C4+T0P)、EA-182(NAP)加热到60℃

进入裂解炉。

1.1.3.2原料的灵活性

气态原料，即乙烷、丙烷和液化气能在三台裂解炉中裂解。对于工况1、2、3、4裂解生产操作

组态概括如下：

每组原料连接

操作炉/炉管数目

的管数

物料工况1工况2工况3工况4

乙烷•••1112

丙烷3•••3♦♦♦3

乙烷/丙烷22♦・♦13

乙烷/液化气••••••223

丙烷/液化气22••••••3

C4+拔头油98993

石脑油•••2573

炉管数161620205

裂解炉数44555

1.1.3.3裂解和急冷

提供5台SRT-IVHS裂解炉及1台CBL-II型炉,5台裂解炉为止常操作，一台作为备用。在清焦

期间备用炉可以连续进行操作以达到最大生产能力。

来自于罐区的液体物料加热到60C进入裂解炉。循环乙烷在进入裂解炉之前，在冷箱中被丙烯

冷剂EA-321再次加热,循环丙烷先被丙烯冷剂汽化,接着和来自界区外的被裂解气汽化和EA-238的

新鲜丙烷相混合，作为裂解炉的原料。来自界区外的新鲜液化气在进入裂解炉之前用EA-117低压蒸

汽汽化.

以SRT-IVHS炉为例,到所有裂解炉的每根炉管的烽进料都有流量控制，烧首先在对流段的最上

部盘管中预热,再注入稀释蒸汽,然后燃与稀释蒸汽的混合物在进入幅射段炉管(发生裂解反应的地

方)之前返回对流段进一步预热，每个炉子中的四根辐射段炉管的出口在炉膛内成对地合并,送到每

台炉的两台废热锅炉(TLE)M控制出口温度:820°C〜880C,每台炉的两台废热锅炉通过热虹吸系统

与每台炉共用的一台汽包相连，发生126kg/cm2G的蒸气，到每个汽包的锅炉给水用急冷油(米自

EA-138换热器)和对流段烟道气预热在TLE中发生蒸汽。然后在裂解炉的对流段过热器盘管中过热

到525℃,用锅炉给水注入到部分过热蒸汽中的方法控制过热器出口的温度。减温后，蒸汽返回对流

段最后过热到预期的温度。

设计的裂解炉总的热效率约为95%,对于所有裂解炉的燃料燃烧系统都设计为底部和侧壁烧咀

既能烧富氢燃料气，也能烧富用烷燃料气。正常情况下气体燃料是氢气一甲烷混合物,底部烧咀提供

炉子所需总热量的60%,余下的热量由侧壁烧咀来提供。来自TLE的裂解炉流出气体汇集到输送线的

总管中,用油急冷后送到汽油分储塔(DAT01)o

在汽油分馈塔DA-101,裂解气被进一步冷却，裂解燃料油产品在汽油分锚塔的底部和侧线采出，

从裂解气中回收的热量首先通过急冷油系统,EAT24被用来发生稀释蒸汽。分命塔用在急冷塔

DA-104和压缩系统中冷凝液的裂解汽油做为回流.DA-104顶温39℃,釜温85℃.

汽油分懦部分包括一个起咕度控制作用的燃料油汽提塔DAT03,以使循环急冷油的粘度保持在

适当的范围内。通过蒸汽汽提燃料油汽提塔中燃料油的中间微分,然后将这些储分返回到汽油分谯塔

中来实现这一目的,这种方法可使循环急冷油富含中间馀分,因此可保持低粘度、离沸点.汽油分储塔

塔底设计的正常操作温度为185C,塔顶98c〜110"C。

燃料油汽提塔塔底物料同汽油分储塔侧线采出的多余的裂解柴油相混合,在EA-121中用急冷水

冷却，做为裂解燃料油产品送至界区。从汽油分储塔侧线采出裂解柴油和C9-200C缁分，分别在

EA-757.EA-767用急冷水冷却。然后送到燃料油系统FB—752。

汽油分储塔塔顶物料进入急冷塔，与循环水直接逆流接触进行冷却和部分冷凝。急冷塔的热的循

环水提供给工艺过程低值热源，即KA-207凝液加热器，裂解气加热器EA-206、脱乙烷塔再沸器

EA-407,脱丙烷塔侧线再沸器EA-417,丙烯精储塔主和侧再沸器EA-430和EA-425和甲烷汽提塔再

沸器EA-421。

急冷水EAT30A/B,EA-13M、B、C冷却水进一步冷却，急冷塔塔顶物料送至裂解气压缩机GB-2Q1。

汽油在急冷塔内冷凝,在塔底与循环急冷水和冷凝水相分离与部分燃凝液返回到汽

油分福塔做回流,余下部分一粗裂解汽油经EA415冷却被送到贮罐用作裂解汽油加氢的原料。

1.1.3.4工艺水汽提和稀释蒸汽发生

来自急冷系统的被冷凝的稀释蒸汽在EA-132中被二次加热并送到工艺水汽提塔DAT05。在那

儿用再沸器EA-133中发生的蒸汽汽提，以脱除酸性气体和易挥发的烽类。来自工艺水汽提塔的塔顶

气相在回急泠塔之前用EA-132冷却,液相用急冷油在稀释蒸汽发生器中汽化,在DS分离罐FA-115中

分离发生的蒸汽在EAT28中用中压蒸汽过热，再重返裂解炉中（BA-101〜BAT06）用作稀释蒸汽。

1.1.3.5裂解气压缩、碱洗、裂解气干燥和凝液汽提

急冷塔塔顶储出物在五段离心式压缩机中从O.Blkg/cmlG压缩到37kg/cm?G,在EA-203A/B.

EA-204A/B.EA-205A/B.EA-2G7、EA-208、EA-209.EA-210中段间冷却至大约为39℃,第五段用汽

化来至界区的新鲜丙烷物料进一步冷却。在一、二段间有一汽油汽提塔,将一段中的大部分轻组份汽

提出来送至一段吸入罐,余下的重:组份送至FB861.在三段和四段间，裂解气通过DA-203碱洗处理以

除去在裂解炉中产生的酸性气体。来白碱洗塔中的废碱用汽油洗涤后，送到储罐及由日本设计的废碱

处理单元。第五段排放物由EA-208被水冷却，用脱乙烷塔进料换热器EA-210及开工冷却器EA-209似

丙烯冷剂做补充），然后在分子筛床层上干燥,提供两个干燥器FF-201A/B,当一个干燥器进行循环再

生时另一个干燥器在流程上使用。干燥器用甲烷气再生。

干燥后的裂解气在15C时被送到苯洗塔DA-204脱除苯，以防止苯在激冷操作温度下冻结。苯洗

塔的回流液在EA-220用脱乙烷塔进料及EA-211（以丙烯冷剂补充）冷凝塔底物料被泵GA-213A/B送

到干燥器进料器EA-211加热，同液态燃一起在干燥器进料分离罐FA-207被分离。大部分的轻烧被闪

蒸掉，剩下的液体同压缩机五段出口来的烧•起被送到凝液汽提塔DA-202,顶温应保持在26.5（〜

30.5℃,底温保持在63.4C〜75.9"C,在汽提塔中通过蒸汽加热再沸器EA-212A/B加热汽提出液体中

的乙烷和轻组份。汽提出的气体循环返I可四段吸入罐EA-205,塔底物料被送I口I2#脱丙烷塔DA-409（低

压）按这种方法将凝液汽

提塔塔釜物料送至脱丙烷塔DA-409以限制压缩机循环系统中重组份（主要是C3混合物）达最小量。

来自压缩机第五段吸入罐FA-206的凝液被送回四段吸入罐FA-205,第四段吸入罐的凝液送叵第

三段吸入罐FA-204,依此类推则被冷凝的液体（燃和水）排回第二段吸入罐FA-202,在这个罐中，被冷

凝下来的烽和水送至FA-251,在此把液态烽和水分离开。液态燃送到汽油汽提塔DA-201做回流，冷

凝水送至FA-201用泵GA-207A/B送往DA-104o

通过在压缩机各段吸入口「贲入洗油来控制压缩机的结垢。汽化新鲜丙烷使五段吸入口冷却，以减

少第五段的结垢。

1.1.3.6裂解气激冷

来自半洗塔回流罐FA208的裂解气通过与工艺物料和机械制冷冷剂交换热量，经过EA-446、

EA-404.EA-315.EA-306、EA-307.EA-310.EA-319,EA-3U,被逐步冷却到大约-72C。收集到脱

甲烷塔1#分离罐FA-304的凝液在自身换热后，分成两股物料送到脱甲烷塔DA301.

来自I#分离罐的裂解气通过与尾气和最冷级乙烯冷剂(EA-312X、EA-313)换热至冷到T01C,在

24分离罐EA-305中形成的凝液被直接送到脱甲烷塔DA-30U气体在冷箱EAT09X中与脱甲烷塔塔

顶物料和回流物料、氢气、甲烷尾气、换热和汽化部分液态甲烷进行冷却，然后送至第3首分离罐

FA-306o来自这个罐的液体在部分汽化后，被直接送到脱甲烷塔DA-301o从这个罐中得到最冷级脱

甲烷塔进料尾气中的氧气纯度大约为70%(m0L)。

氢气在一个绝热的焦耳——汤姆森交换系统EA-408X、EA-208X.EA-309X.EA-312X.EA-314X.

EA-316X.EA-321X中进行，这个系统所需的冷量是液态甲烷被低压汽化提供的。焦耳一汤姆森膨胀

系统产生富甲烷液体物流，其在燃料气压力卜.汽化和被重新加热而提供冷量。因此而产生95%(mOL)

的富氢气体。氢气物料被二次加热,经过DC-301保持进料温度238℃,出料313℃,催化甲烷化,氢气

然后在分子筛干燥系统FF-3C1A/B温度为15C、入口压力31.Bkg/Cm?.G,产生的用于脱神单元

DC-101、DCT02,乙快转化器DA401A/B、MAPD转化器DC420A/B•C、汽油加氢单元DPG、丁烯装置

和输出。少部分用于输出的氢气用隔膜压缩机压缩到51kg/Cm2.G,用于聚乙烯和聚丙烯装置。

1.1.3.7脱甲烷塔DA-301

来自裂解气激冷系统的凝液被送到脱甲烷塔DA-301的适宜的塔盘上。此塔在足够高的压力下进

行操作，以满足其塔顶产生的甲烷产品，在送到燃料系统之前先用于干燥器再生的要求。控制塔顶温

T34C,釜温为54℃。

脱甲烷塔的侧线和塔底的再沸器都用裂解气进行加热(在EA-319、EA-317)塔底产品首先用乙烯

和丙烯冷剂在EA-314X、EA-316X中进行二次加热,然后分成两股物流。一股物流作为液体直接送到

脱乙烷塔DA-401：另一股物流经苯洗塔顶物料和裂解进一步预热汽化后(在EA-220、EA-210中)也

被送到脱乙烷塔DA-401。

脱甲烷塔DA-301塔顶经过冷陷过热进入甲烷压缩机压缩，丹口气体在激冷系统中经过自身换热

和最冷级乙烯冷剂中冷却，所得的凝液作为回流。提供两台往复式压缩机GB-302A/B一台供正常操作

使用，一台用于备用。

脱甲烷塔顶物料经激冷系统再次加热(EA-214)用干燥器再生然后被送往燃料气系统。

1.1.3.8脱乙烷(DA-401)、乙炽加氢和乙烯精储

脱甲烷塔塔底物料象上面所解释的那样，分成两股物流进入脱乙烷塔,脱乙烷塔是在EA-406中

由丙烯冷剂冷凝的塔顶蒸汽做为回流,正常时提供一台急冷水再沸器EA-407,另外提供一个用低压蒸

汽加热的再沸器EA-401、DA-401压力控制在Wlkg/Cn?.G、釜温65的C0

在带有中间冷却的三床层乙焕转化器DC-401中，用选择加氢方式从脱乙烷塔DA-401塔顶产田中

脱除乙快生成乙烯和乙烷,提供一台备用的转化器和中间冷却器，以便在不间断连续操作的条件下进

行催化剂的再生(用过热蒸汽和空气的混合气再生)。将所需要的氢气加入到脱乙烷塔塔顶物料中，

然后整个物流通过与乙块转化器EA-437A/B出料和低压蒸汽EA-438换热进行预热。通过第一个催化

剂床层，进料35C〜80C,出料91C〜150C温升与进料中的氢气百分含量成正比。提供一个安全监

视器，以便在反应器温度过高时切断氢气。第一床层的出料被冷却器EA-443A/B冷却进入绿油分底罐

脱出绿油再同更多的氢气混合,然后通过第二个催化剂床层，进料35c〜93C,出料47℃〜127C,第

二个床层的出料被EA443C/D冷却再同适当量的氢气混合进入第三个催化剂床层，第三个床层的出料

含有lPg/g的乙块，同EA-444冷却水和转化器EA437A/B进料进行换热冷却。

在加氢过程中，一小部分乙焕转化成叫绿油的聚合物,这种物质妨碍乙烯分缁塔进料的正常干燥,

这种干燥必须避免结冰。在绿油吸收罐FA-408中，通过罐中气体与从乙烯精储塔侧线采出的乙怖/

乙烷液态物流相接触，脱除绿油。控制绿油罐温度-28c〜-26C,绿油吸收罐底含有绿油的液体被循

环送到脱乙烷塔DA-401,所含芍的绿油同脱乙烷塔塔底物料一起被送到脱丙烷塔DA-404,最后留在

粗裂解汽油中。从绿油罐的罐顶出来的气体经过一个用分子筛干燥的乙烯干•燥器FF-401,到乙烯精

储塔DA-402o乙烯精储塔有两个塔底再沸器EA-403>EA-404和一个侧线再沸器EA-603,可以最大限

制地回收这个塔的冷量。塔顶温为-34.7℃、釜温为-11.2匕、压力17.5kg/cm2.G(釜)。排放气体中

主要是来自乙快转化器的过量氢气。被循环到裂解气压缩机。提供一个排放气冷凝器EA-436,以使

循环物流的乙烯含量减至最小。

乙烷从乙烯精谣塔底部被分离，用裂解气在EA-306.EA-316X.EA-321X中汽化,在冷箱中用丙烯

冷剂再加热,循环问裂解炉。

从塔的侧线采出的液态乙烯产品被直接送到储罐FB-801A/C.用输送泵从此罐中采出产品。液态

乙烯产品经裂解气(EA-446)、丙烯冷剂(EA-445)二次加热，在被作为产品送到界区之前汽相(EA-321X)

过热。还提供一个等量的备用的乙烯产品蒸汽加热器EA-447。

1.1.3.9脱丙烷塔(DA-404、DA409)和脱丁烷塔(DA-405)

这部分的目的是从脱乙烷塔塔底和凝液汽提塔塔底的物料中分离C3组分及从剩余的汽油组份

中回收混合C4储分。

凝液汽提塔DA-202塔底和脱乙烷塔DA-401塔底物料是脱丙烷塔DA-404.DA409的主进料。脱

丙烷塔系统为双塔系统。双塔在不同的压力下操作。含有所产生的大部分C,储分的脱乙烷塔(DA-4Q1)

塔底物料被送到1#脱丙烷塔DA-404.这个塔的操作压力15.3kg/cm'G,可使塔底蒸汽用冷却水全部

冷凝。侧线再沸器EA-417的热量由急冷水提供，塔底再沸器EA-410热量由低压蒸汽提供。蟀脱医烷

塔塔底含有的C3组分保持足够的低温，以防止过多的结垢。纯净的塔顶产品用泵送到MAPD转化系统

DC-402A/Co釜温控制在78C,顶温40'C。

来自1#脱丙烷塔塔底的物料被送到2#脱丙烷塔DA-409,来自凝液汽提塔DA-202塔底的物料也

被送到这个塔用于回收C3组分。2#脱丙烷塔塔顶汽化物在EA-427被冷却水和在EA-431用丙烯冷凝

剂冷凝。压力6.Ikg/cm"G,再沸器EA-432A/B所需热量由低压蒸汽提供。2#脱丙烷塔在低压下操作

使塔釜的结垢达到最小,2#的顶温42℃、釜温79℃。

来自2#脱丙烷塔塔顶的液相产品被1#脱丙烷塔塔釜物料在EA433AB中预热（然后返回到1#脱丙

烷塔塔底段），来自2#脱丙烷塔塔底的物料,含有C4和重组分,被送到脱丁烷塔DA-405.

脱丁烷塔用冷却水在EA-414中冷凝,用低压蒸汽在EA-413中再沸。脱丁烷的含有混合C4液态

产品的纯塔顶物料被送到储罐FB-805A/Bo塔底物料同来自急冷塔的粗汽油相混合,冷却后做为未处

理的裂解汽油产品送到裂解汽油加氢单元。DA-405压力4.35kg/cm2G、顶温45℃、釜温116℃。

1.1.3.10丙快、丙二烯加氢和丙烯精僧

在这个部分,C3物流中的ilAPD在一个两床层的IFP系统中进行选择性加氢,生成丙烷和丙烯。

这个部分还包括汽提多余的未反应的氢气和甲烷的设施。

纯脱丙烷塔塔顶液体通过分子筛干燥器以保证脱除残留的水垢，被泵送到MAPD转化系统。MAPD

转化器系统包括三个容器DCY02A/C。两个用于正常操作，一个备用。按这种方式，在反应器再生时

可不中断正常操作。

MAPI）物料同氢气混合，温度36℃,通过第一段催化剂床层,来自第一段的出料由53℃被冷知至

38C,同更多的氢气混合,通过第二段催化剂床层，出料温度57℃,含有不足5Mg/g的MAPD,最终在丙

烯精微塔DA-410,DA-411塔底将其脱除，由于MAPD浓度关系，一些第一段的被冷却的出料被循环回

到第一段以降低这段反应器的温升。

来自第二段的纯净出料送到甲烷汽提塔DA-407,在此汽提出多余的氢气和甲烷。顶温55C,釜温

58C,压力ZZ.GKg/cm''・Go汽提塔塔顶物料用冷却水在EA422中冷凝送到回流罐。此罐罐顶出料被

回收到裂解气压缩机,汽提塔塔底物料被直接送到丙烯精储塔DA-410,DA-411o

丙烯精储塔采用双塔系统，便于设备维修和操作。

丙烯精馀塔把进料分离成聚合级丙烯蒸播产品和塔底丙烷循环物流，选择的塔的压力

18.4kg/Cm?G,使得回流物料可以用冷却水在EA424中冷凝。精偏塔再沸器的热量是由循环急冷水

EA-425或EA-430（低压蒸汽）提供的。聚合级丙烯作为塔顶产品被泵GA-410A/B送到产品罐,丙烯作

为塔底产品被循环回裂解炉。"-410塔釜温度为52℃,塔顶温度44.5C。DA-4U的釜温度为56。

顶温50℃。

1.1.3.11丙烯制冷

丙烯制冷系统是一个用蒸汽透平驱动的离心压缩机GB-501的四段闭路系统。此系统提供四个制

冷级位：-40℃、-24℃、-7℃和15℃o压缩机出口排气在EA-501中用冷却水冷凝。冷却水冷却之

前用空冷器降温。

1.1.3.12乙烯制冷

乙烯制冷系统提供三个冷级：T01℃,-75C和-63C。这是一个三段闭路系统。使用蒸汽透平驱

动的离心式压缩机GB-601o压缩机的排气首先用冷却水在EA-601中冷却,用丙烯冷剂在EA-602部

分脱过热。出口气通过向乙烯精储塔中沸器EA-603提供热量被志一步脱过热和冷凝。

提供一台使用丙烯冷剂的开工冷凝器EA-605作为备用。

1.1.3.13废碱处理单元

来自碱洗塔的废碱首先在FA-237中用汽油洗涤，然后贮存在贮罐FB232中，再送进氧化反应器。

在氧化反应滞中，废碱同空气混合,废碱中的硫化钠在此反应器中，在高的

压力（大约30Kg/Cm2.G）和温度（180匕）下,通过如下的放热反应而被氧化

Na2s+202=Na2S0i

为了维持反应温度,反应渗被通入高压蒸汽以增加反应热量。来自反应器顶的反应完的出料被引

入洗涤塔DA236,在塔中富氮惰性气体放空，塔底液体用泵送出并用冷却水在EA-237中冷却。•部分

送去作进一步处理、余下的被循环I可废碱洗涤塔塔顶。

1.1.3.14裂解汽油加氢单元（DPG单元）

从C5〜200C裂解汽油中分离出C5偏分,C9〜200C组份,剩下的C6-C8组份,在使用鲁姆斯的

一段和二段DPG工艺的裂解汽油加氢单元中被加氢。精溜二段液相产品以生产C6〜C8产品供石油三

厂作为芳烽抽提原料。

1.1.3.14.1脱戊烷塔、脱壬烷塔

来自界区外的粗裂解汽油送到脱戊烷塔H-DA-751,在那里C5和较轻组分作为塔顶产品被脱除。

来自脱戊烷塔回流罐FA-751的C5产品被泵GA-GA-753A/B打到燃料系统。脱戊烷塔进料中所含的水

分从塔顶分离并从回流罐的接受器中采出，脱戊烷塔底物流送到DA7752,再沸器用中压蒸汽，采用负

压操作，用压缩来的丙烯冷却塔顶不凝气，循环塔底物C9缁份用塔底循环泵送往FB-809,塔顶采出

C6〜C8部分送到FA-755,剩余部分送到U-FB-855。

1.1.3.14.2DPG一段加氢

用GA-755泵将来自缓冲罐FA-755的C6〜C8汽油加压到反应器压力，同循环的液体混合充入反

应器【尤-751。补充氢气单独充入反应器。

在一段反应器中对双烯烧、苯乙烯和一小部分现存的烯燃进行加氢,通过循环部分液态产品来控

制由放热反应而导致的温升。

通过改变冷却的循环液体的比例来控制反应器入n温度，此温度需随着催化剂的活性下降而逐

渐提高。

当操作温度范围达到上限时，使用常规的蒸汽/空气法对催化剂进行现场再生。

用超过反应所需要的过剩氢气来维持反应器中氢分压，未反应的气体同氢气进料中的甲烷和在

反应器中从液态产品中分离出来的氢气气体一起被送到压缩机吸入罐作为二段的补充进料。

1.1.3.14.3DPG二段加氢

一段反应器的纯净产品被用泵GA756A/B打到足够的压力，同循环气体混合，使用二段反应器出

料换热汽化和在EA-759过热。包括进料循环气体和补充氢气的整个气相被送到二段反应解DC-752.

在催化剂上,进料中所存的烯煌被加氢,硫化物转化成炫和H2S。

用循环气来缓解导致整个反应器温升的放热反应。

催化剂活性随时间而降低,需要升高反应器入口温度，当操；乍温度范围达到上限时，用常规的蒸

汽/空气方法现场再生催化剂。

在冷却和部分冷凝前，反应器出料先汽化和过热液态的循环气混合进料。冷却后的汽相/液相混

合物随之在高压闪蒸罐FA-756中被分离。离开此罐的气相的主要部分与从

一段来的补充氢气一起进入循环压缩机的吸入解EA-757,来自闪蒸罐的纯气相物料被循环回乙烯装

置或送做燃料气,液相被送到汽提塔DA-753,在此塔中，包括硫化氢在内的最终微量不溶气作为塔顶

产品被脱除,并与高压闪蒸罐来的纯气相相结合返回乙烯装置或送做燃料气。从汽提塔底部出来的产

品预热汽提塔进料后经EA-770冷却至40℃送往FB-857。

-14工艺部阪号第（PfD）

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1.2工艺指标

1.2.1原料指标

名称规格来源年消耗

组成Wt%W厩范围

不凝气1I2S0.710.64-0.72石油二工况I:1.120万吨

1120.730.66-0.80J气体

甲烷1.040.94-1.14分离装

乙烯16.6515.0-18.3置

乙烷43.2438.9-47.6

丙烷15.0113.5-16.5

丙烯22.4720.2-24.7

C4S0.150.13-0.17

内烷循内烷82.073.8-84.0石油二工况I:6.40万吨

份丙烯12.7111.4-14.0厂气体工况H:5.44万吨

异丁烷4.243.8-4.7分离装工况01:5.44万吨

异丁烯0.840.7-0.9置

丁烯T0.210.19-0.23

丁烷储丙烷1.351.2-1.5石油二工况I:4.16万吨

份异丁烷12.1110.9-13.3厂烷基工况H、III、IV:3.536

正丁烷85.2576.7-87.0化装置万吨

C5S1.291.1-1.5

(ii|i30-g/kg

LPG甲烷0.360.3-0.4石油二工况I:3.7万吨

乙烯5.895.3-6.5厂和石工况n、in、w：3万吨

丙烷29.7926.8-32.8油三厂

异丁烷24.0121.6-26.4

正丁烷38.7834.9-42.7

异戊烷1.010.9-1.1

正戊烷0.160.14-0.18

神2Mg/kg

名称规格来源年消耗

组成Wt%W慌范围

拔头油C3及轻干C3s1.211.1-1.3工况I:14.139万吨

异丁烷1.841.7-2.0工况II、HI、IV:14万

正丁烷6.425.8-7.1吨

异戊烷28.8025.9-31.7

正戊烷33.1029.8-39.4

异己烷15.5214.0-17.1

正己烷10.259.2-11.3

C7S和重于C7S2.862.6-3.2

神50Mg/kg

直流石沸程Cd420=0.684石油二工况H:4.420万吨

脑油IBP35+10族组成Wt%范围r工况HI:9.224万吨

10%58±10P6760-73工况IV:15.406万吨

30%70±1000.20.18-0.22

50%81±10N3126-34

70%92±10A1.81.6-2.0

90%108±10硫含量200Ng/g(wt,max)

EP135±10碑含量190Mg/kg(wt,max)

焦化石沸程CH420=0.684石油二

脑油IBP60±10族组成Wt%范围r

10%58±10P7164-78

30%70±1000.350.30-0.40

50%81±10N23.2421-25.6

70%92±10A5.144.9-6.0

90%108±10硫含量320Rg/g(wt,max)

EP210±10碎含量120Ng/kg(wt,max)

名称规格来源年消耗

组成Wt%Wt%范围

粗丙烯一氧化碳5Mg/gwtmax石油二工况n：1500吨

二氧化碳1OMg/gwtmax厂气体工况111:7998吨

C2s及轻于C2s0.12%wtmax分离装工况IV:7998吨

丙烯95%wtmax置

丙烷平衡wtmax

C4S0.3%wtmax

氧7Mg/gwtmax

硫5^g/gwtmax

水3004g/gwtmax

1.2.2半成品、成品指标

1.2.2.1产品质量

产品名称工况I工况II工况HI工况N

Kg/h万吨/年Kg/h万吨/年Kg/hKg/h

乙烯158731215873121875018750

丙烯793767937686008600

加氢汽油22811.7229602.2440344034

混合碳四32241.4434082.5739704208

氢气6880.526340.48718703

甲烷氢尾气76785.8079195.9892248841

裂解燃料油2020.153490.26510510

裂解柴油2520.193140.24491375

C5循分4860.375670.43720720

C9-200C12400.9412820.9714441444

1.2.2.2产品指标

1）、聚合级乙烯

质量项目指标单位备注

乙烯99.85体积先最低

甲烷+乙烷0.15体积舟最高

（乙烷）0.1体积舟最高

丙烯+更重燃10体积MG/G最高

（丙烯）7摩尔MG/G最高

乙快5体积MG/G最高

一氧化碳0.5体积HG/G最高

二氧化碳3体积K/G最局

氢5体积MG/G最高

总黑1体积MG/G最高

氧5体积MG/G最高

硫（以S计）1重量MG/G最高

氯（以CL计）1重量M/G最高

水5体积MG/G最高

甲醇1体积M/G最高

总氮（以N计）5体积MG/G