精選優質文檔-----傾情為你奉上精選優質文檔-----傾情為你奉上專心---專注---專業專心---專注---專業精選優質文檔-----傾情為你奉上專心---專注---專業第一章前言石油化工是第二次世界大戰后發展起來的新興工業，它以石油和天然氣為原料，生產有機化工材料、精細化工產品，對工業、農業的發展、人民生活水平的提高以及整個國民經濟的發展起著十分重要的作用，是國民經濟的支柱產業之一。我國的石油化工生產自七十年代以來發展迅速，生產技術不斷提高，生產規模不斷擴大。盡管如此，仍遠遠不能滿足國民經濟的發展和人民生活提高的需要，每年需花大量外匯購買三大合成材料和石化產品。大力發展石化工業是國家規劃的主要內容，目標是到2010年建成幾個大型乙烯聯合工程，全國乙烯生產能力達到800-1000萬噸。但由于新建大型聯合工程需要大量資金，而對已有裝置進行改造具有兩方面的優勢，一是可以節省投資，二是可以充分發揮原有裝置管理人員、操作人員的力量，投資省，效益高，速度快。改造成為少投資多產出的捷徑。揚子石化股份有限公司乙烯裝置1995年底從30萬噸/年規模改擴建到40萬噸/年，1996年乙烯產量達到41.1萬噸，實現頭年改造次年達標的目標。該工程于1997年1月9日被國家經貿委授予國家“八五”技術改造優秀項目獎，并于同年6月3日由國家竣工驗收委員會正式驗收。進一步對該裝置進行改造，使其能力提高為65萬噸/年，不但可以形成更大的規模生產，發揮規模效益，同時也可以借此機會采用國內外的先進工藝、先進技術，進一步降低物耗、能耗，在激烈的市場競爭中占取主動。65萬噸/年乙烯改造主要工程包括:乙烯裝置由40萬噸/年改造至65萬噸/年，汽油加氫裝置由30萬噸/年改造至50萬噸/年，丁二烯裝置由10萬噸/年改造至20萬噸/年，聚乙烯裝置由15萬噸/年改造至35萬噸/年，聚丙烯裝置由16萬噸/年改造至36萬噸/年。65萬噸乙烯改造工程項目初步籌資額為.51萬元（含外匯17515.68萬美元），其中建設投資為.37萬元（含外匯17515.68萬美元），建設期貸款利息24309.39萬元，鋪底流動資金為10550.75萬元。初步概算：乙烯裝置投資.61萬元（含外匯4101萬美元），汽油加氫裝置投資7299.32萬元（含外匯55萬美元），原料罐區3171.59萬元，成品罐區322.61萬元。65萬噸乙烯改造是國家啟動新的產業政策重點扶持的技改項目，給予了貼息貸款的優惠政策，在國內外有很大的影響，作為國家重點512戶國有大型企業之一的揚子公司責任非常重大。揚子公司及所有參加65萬噸乙烯改造設計建設單位的全體人員將克服工程量大、工期緊、施工交叉深、協調難度大等困難，團結一心、群策群力圓滿完成這一偉大的世紀工程。此次65萬噸乙烯裝置改造原則是：1、充分發揮國有股份制企業優勢，盡可能利用國內外先進技術，立足內涵發展、節能降耗，改造后裝置的主要技術經濟指標接近世界水平。2、總結揚子石化40萬噸乙烯改造工程的經驗，堅持勤儉高效的方針，加大國產化力度，盡量節省投資和外匯，加快建設進度，控制基建投資，保證工程質量，做到少投入，多產出。3、充分依托現有公用工程等條件，依照投資少、時間省、效益好的原則，挖潛增效，整體優化。充分依托現有的管理、技術、操作及維修人員，做到不新增定員。4、總圖布置上力求節約用地，乙烯裝置在原界區內改造，不新征用地。5、加強“三廢”治理，搞好環境保護，在充分利用現有設施的余量、節省投資的基礎上，增建必要設施，嚴格實現乙烯裝置排出物合格排放。6、改造方案要兼顧生產與施工的需要，盡可能減少施工與生產的交叉，統一規劃分步實施。第二章裝置概況第一節裝置設計和專利技術乙烯裝置新區裂解爐部分的工藝包和基礎設計由ABBLummusHeatTranfer、BPEC共同完成；分離部分的工藝包由ABBLummusGlobol公司完成，基礎設計由SPIDI和TEC共同完成；其余部分的基礎設計由SPIDI完成；詳細設計全由SPIDI完成。裂解部分：采用ABBLummus公司與中國石化集團公司技術開發中心合作開發的10萬噸級大型裂解爐，具有乙烯收率高、熱效率高、能耗低等優點，是當今世界上最先進的爐型之一?；A設計由中外雙方合作完成，詳細設計國產化。分離部分：采用ABBLummus公司的深冷順序分離技術進行改造，引進工藝包，中外雙方共同完成基礎設計，由國內完成詳細設計。改造將引進先進的急冷油粘度控制系統、二元制冷系統等新工藝、新技術。新區汽油加氫裝置采用先切割C5和C9餾份，再二段加氫的技術。為了處理新增加的約20萬噸/年裂解汽油，根據原有裝置已無余量的情況，增加了規模為20萬噸/年的生產線。由于二段加氫國產化技術已開發成功，相應的催化劑也已國產化，并有多套裝置的運行經驗，第二輪改造采用國產化技術，從工藝包到詳細設計均由國內完成。第二節乙烯裝置的生產規模揚子乙烯裝置于1978年12月自日本東洋工程公司引進，年產30萬噸乙烯。生產技術采用Lummus公司的SRT-I、III型裂解爐和順序深冷分離工藝，1987年投產。1995年改造到40萬噸/年乙烯生產能力。第二次技術改造使裝置的能力進一步擴大，同時物耗、能耗也降低到新的水平。改造后的公稱生產能力為65萬噸/年乙烯，改造前后設計年操作時間均為8000h。根據中國國際工程咨詢公司《關于揚子石油化工有限責任公司65萬噸乙烯改造工程可行性研究報告的評估報告》（咨化輕[1999]339號）和附件一專家組評估意見：所有乙烯工藝裝置的設計能力，已按70萬噸/年乙烯能力設計。第三節乙烯裝置生產模式和相應的處理能力1、乙烯裝置將有兩種生產模式：模式I：四臺新的SRT-Ⅵ型爐操作(其中包括一臺備用爐)模式II：三臺新的SRT-Ⅵ型爐操作，一臺清焦兩種操作模式下的裝置生產能力，詳見下表：模式I(2)裂解爐及急冷區裂解氣壓縮機分離回收COP(MPaA）能力(1)能力(1)能力(1)新區0.211400300300老區0.204300400400小計700700700模式II(3)裂解爐及急冷區裂解氣壓縮機分離回收COP(MPaA)能力(1)能力(1)能力(1)新區0.176300300300老區0.232400400400小計700700700注：(1) 單位為KTA。(2) 在模式I時，新區急冷塔(E-DA-1104)塔頂氣相（相當于100KTA乙烯）送入老區裂解氣壓縮機入口。(3)在模式II時，新區無裂解氣進入老區裂解氣壓縮機。2、乙烯裝置裂解深度為丙烯/乙烯＝0.45和0.5(wt)。結合原料情況可分成下列四個工況：工況1A：丙烯/乙烯＝0.45，原料為輕石腦油、石腦油、HVGO和AGO工況1B：丙烯/乙烯＝0.5，原料為輕石腦油、石腦油、HVGO和AGO工況2A：丙烯/乙烯＝0.45，原料為輕石腦油、石腦油、HVGO工況2B：丙烯/乙烯＝0.5，原料為輕石腦油、石腦油、HVGO基于年操作時間為8000小時，乙烯裝置的能力(包括乙烷返回)如下：工況乙烯，t/h丙烯，t/h工況1A-模式I87.540.35工況1B-模式I87.543.16工況2A-模式II87.539.92工況2B-模式II87.542.98乙烯裝置的原料應根據下表：方案１Ａ1B2A2B深度0.450.50.450.5進料（kg/h）輕石腦油42，22043，19541，74042，775石腦油126，900129，586125，219128，324AGO28，20028，79700HVGO126，90086，390111，305114，065循環乙烷18，86819，58819，09119，934第四節乙烯裝置與下游裝置的物料關系乙烯裂解料：213萬噸/年乙烯裂解料：213萬噸/年電力：4449KwH循環水：34400噸/小時氮氣：1090m3/h(N)工廠風：22169m3/h(N)儀表風：2450m3/h(N)燃料：54204Mmcal/h65萬噸/年乙烯裝置乙烯：65萬噸/年（去BL）丙烯：31.93萬噸/年（去BL）氫氣：2.49萬噸/年（去BL）甲烷：0.87萬噸/年（去BL）裂解汽油：43.88萬噸/年（去DPG）混合C4：22.5萬噸/年（去GPB）裂解燃料油：7.0萬噸/年（去BL）碳三液化氣：1.81萬噸/年輸入SS：199.665噸/小時HS：206.570噸/小時（去BL）MS：48.014噸/小時（去DPG和GPB）LS：1.4噸/小時（去GPB）循環回水：34400噸/小時排放氣（煙氣）：m3/h(N)廢水：17噸/小時（去污水處理）上述數據均依據方案1B工況第三章裝置工藝第一節乙烯裝置1、乙烯裝置的原料工況乙烯裝置有兩種原料工況，即工況1和工況2：原料工況1工況2輕石腦油15％15％石腦油45％45％HVGO30％(1)40％(1)AGO10％0總計100％100％注： 1) HVGO由60％的VGO(HP)和40％的HVGO(MP)組成。2、乙烯裝置的原料規格(設計值)2.1石腦油密度（20℃）0.7254g/cm3ASTMD-86℃IBP4610%7330%9950%12170%14390%169EBP190元素分析C[×10-2(w)]85.2H[×10-2(w)]14.75S[×10-6(w)]500N[×10-6(w)]4.5PONA：P[×10-2(w)]60.36n-P[×10-2(w)]30.53i-P[×10-2(w)]29.83N[×10-2(w)]29.75A[×10-2(w)]9.892.2AGOASTMD-86℃IBP199±1010%205±1030%255±1050%280±1070%302±1090%325±10EBP350±10密度（20℃,g/cm3）0.8235±0.01酸度（mgKOH/100ml）25-30硫含量[×10-2(w)]0.24氮含量[×10-6(w)]165殘余碳0.2(蒸餾終點)2.3 HVGOHVGO由60％高壓HVGO和中壓40％HVGO組成。HVGO（HP）HVGO（MP）ASTMD-1160D-1160IBP（℃）259±10265±1010%284±10283±1030%302±1050%346±10326±1070%357±1090%429±10396±1095%/EBP455/480±10412/442±10硫含量[×10-6(w)]＜28氮含量[×10-6(w)]＜26氫含量[×10-2(w)]14.11密度（20℃,g/cm3）0.817±0.010.8169±0.01酸度（mgKOH/g）0.05凝固點（℃）18殘余碳[×10-2(w)]0.01粘度（50℃，m2/s）4.261粘度（100℃，m2/s）1.4122.4輕石腦油組成摩爾百分數C4組分4.46正構碳五9.15異構碳五36.54正構碳六3.01異構碳六46.84總計100.003、產品及付產品技術規格(設計值)3.1產品規格聚合級乙烯乙烯99.95[×10-2(v)]min甲烷和乙烷500[×10-6(v)]max乙炔5[×10-6(v)]maxC3和更重烴10[×10-6(v)]max氧1[×10-6(v)]maxCO1[×10-6(v)]maxCO25[×10-6(v)]max氫5[×10-6(v)]max硫，以硫化氫計1[×10-6(v)]max水1[×10-6(v)]max氯，以氯化氫計1[×10-6(v)]max醇，以甲醇計5[×10-6(v)]max聚合級丙烯：丙烯99.6[×10-2(v)]min丙烷0.4[×10-2(v)]max乙烯10[×10-6(v)]max乙炔1[×10-6(v)]max甲基乙炔和丙二烯5[×10-6(v)]max丁二烯1[×10-6(v)]max丁烯1[×10-6(v)]max氧4[×10-6(v)]maxCO1[×10-6(v)]maxCO23[×10-6(v)]maxH25[×10-6(v)]max硫1[×10-6(w)]maxH2O2.5[×10-6(w)]max醇，以甲醇計1[×10-6(w)]max氯，以氯化氫計1[×10-6(w)]max3.2副產品規格干氫富氣H295[×10-2(v)]MinC2’S0.1[×10-2(v)]MaxCH4平衡CO5[×10-6(v)]MaxCO25[×10-6(v)]Max水＋氧5[×10-6(v)]Max硫，以硫化氫計1[×10-6(w)]Max氯，以氯化氫計1[×10-2(v)]Max濕氫富氣：H295[×10-2(v)]MinC2’S0.1[×10-2(v)]MaxCH4平衡CO5[×10-6(v)]MaxCO25[×10-6(v)]Max水2.94MPaG，40℃下飽和水甲烷富氣(作燃料氣用)：甲烷93.8[×10-2(v)]氫5.0[×10-2(v)]乙烯和一氧化碳1.2[×10-2(v)]碳三液化氣：丙烯5.0[×10-2(v)]丙烷94.4[×10-2(v)]C4烴類0.6[×10-2(v)]混合C4：C4烴類99.0[×10-2(v)]C3烴類0.5[×10-2(v)]C5烴類0.5[×10-2(v)]max.裂解汽油：C4’S0.5[×10-6(v)]max實沸點蒸餾干點205℃裂解燃料油：閃點140℃沸程288℃粘度(50℃,m2/s)1.80低熱值38957.6kJ/kg4、催化劑、化學品規格(設計基礎)4.1催化劑甲烷化催化劑 UCI-C13-4-04或相當的乙炔加氫催化劑 UCIG58D或相當的C3加氫催化劑 BRICI/LGI或相當的4.2干燥劑干燥劑 UOP3A或相當的4.3化學品阻聚劑 RIPP-1402或相當的苛性堿 20％濃度甲醇 99.0％5、公用工程規格(設計基礎)5.1蒸汽項目壓力(MpaG)溫度℃超高壓蒸汽11.5520高壓蒸汽4.26390中壓蒸汽1.6295低壓蒸汽0.35210低壓蒸汽(飽和)0.35飽和5.2超高壓鍋爐給水溫度，℃145壓力，MpaG14.4總鐵，ppm0.03max.溶解氧，ppb7max.二氧化硅，ppm0.02max.PH值8.5-10.0油含量無5.3循環冷卻水壓力(MPaG)溫度(℃)上水0.6033下水0.2543（最大）污垢系數0.00054m2℃/W5.4電三相交流四線制，中線接地，380/220V，50Hz電動機動力接線：150KW以上，交流6000V150KW以下，0.2KW以上，交流380V小于0.2KW，采用單相交流220V，50Hz照明單相交流220V，50Hz儀表采用單相交流220V，50Hz直流24V控制回路交流380V/220V，50Hz直流220V額定電壓偏差6000V±7％額定頻率偏差50Hz±0.5Hz5.5工藝空氣壓力MpaG不小于0.6溫度℃環境溫度5.6儀表空氣露點（在0.7MPaG下）-40℃壓力MpaG不小于0.6溫度℃環境溫度備注無油、無塵5.7氮氣氮VOL％>99.99氧<10ppm露點-60℃油無壓力MpaG0.5~0.7溫度℃環境溫度第六節生產過程與基本原理原料在高溫下汽化并發生裂解反應，生成氫、甲烷、乙烯、丙烯等低級烯烴及其它反應產物。這些反應產物經冷卻、壓縮、堿洗、脫水，脫炔、精餾等步驟后得到乙烯、丙烯等產品。分離出的乙烷返回裂解爐作為裂解原料。1、裂解烴類原料在高溫條件下發生斷鏈與脫氫反應，生成低級烯烴的過程稱為裂解。裂解反應通式如下：脫氫反應：R-CH2-CH3→←R-CH=CH2+H2……（a）斷鏈反應：R-CH2-CH2-R′→←R-CH=CH2+R′H……（b）式中的R，R′為烷基，如甲基－CH3，乙基－CH2CH3等。一般來說式（b）比式（a）容易進行，尤其是碳鏈長時容易斷裂，對于斷鏈反應來說，位于兩端的C－C鏈又比中間的C－C鏈易斷裂。但是，高溫下的裂解反應十分復雜，不僅同一種反應物會發生不同的反應，反應的生成物也會繼續反應。它們包括脫氫、斷鏈、異構化、脫氫環化、芳構化、脫烷基化、歧化、聚合、脫氫縮合、脫氫交聯、碳化等。通常把生成乙烯、丙烯等目的產物的反應稱為一次反應，目的產物的繼續反應稱為二次反應。操作的關鍵在于促進一次反應的完全進行及抑制二次反應的發生。因此，在具體操作中要迅速將原料加熱到反應溫度，經極短時間高溫反應后，又很快地把裂解氣降溫以終止反應。從化學熱力學角度分析，不論斷鏈與脫氫，反應產物的體積均增大。例如C2H6――→C2H4＋H21體積1體積1體積C3H8――→C2H4＋CH41體積1體積1體積而二次反應是一個反應體積縮小的反應。因此，降低壓力可以促進生成乙烯的一次反應和抑制發生聚合的二次反應，從而減輕結焦的程度。從化學動力學角度來分析，降低壓力對一、二次反應均為不利，只是程度不同，其中對二次反應更為不利，考慮到高溫下一次反應的速度已經很大。因此，宜采用在較低的壓力下裂解。但降壓受到爐管阻力的限制，同時負壓操作也不安全。一般采用在原料中添加惰性稀釋劑――如稀釋蒸汽以降低烴類的分壓，達到減壓操作的目的。水蒸氣具有穩定、無腐蝕、易于分離等特點，可減少原料中硫化物對爐管的腐蝕，防止和清除管內部分結碳（C+H2O→CO+H2），阻止鎳、鐵對烴類的分解作用，同時具有價格低廉等優點。因此，被本裝置采用。2、分離裂解氣是一個多組份的混合物，含有許多低級烴類，主要是甲烷、乙烯、乙烷、丙烯、丙烷與碳四、碳五烴類，還有氫和少量碳二、碳三炔烴、一氧化碳、二氧化碳及惰性氣體等雜質，其各組份含量將隨原料裂解的深度而改變。產品分離程度取決于對產品加工的要求，通常供聚合用的乙烯、丙烯通過深冷分離獲得。（工業上習慣將在低于－100℃的低溫下進行的深度冷凍稱為深冷）。下表列舉了低級烴類的主要物化參數表6-2-1氫、一氧化碳及某些低級烴類的主要物化參數組份分子量沸點℃臨界溫度℃臨界壓力（atm）H22.016-252.5-239.912.80CO28.011-191.5-140.2334.53CH416.043-161.5-82.6245.36C2H428.045-103.70.1949.73C3H642.080-47.791.845.6C3H844.096-42.0696.5941.98我們知道，物質液化的必要條件必須低于臨界溫度，否則，再加壓也不能液化。從上述數據可見，甲烷在45.36大氣壓下。－82.62℃才能液化，氫氣則更難液化，乙烯以上的組份就較易液化。因此，裂解氣在去除CH4、H2以后的其它組份的分離則較為容易。本系統采用魯姆斯公司傳統的前脫氫、后加氫深冷順序分離流程。所謂深冷分離法即是利用石油裂解氣中各種低級烴類相對揮發度的不同，用精餾方法在－100℃以下將裂解氣中的氫和甲烷與其它烴分開，同時通過精餾，在適當的溫度和壓力下將烴類逐一分離，并用凈化的方法去除雜質，得到高純度的乙烯和丙烯。分離包括壓縮、凈化、脫水、制冷、深冷分離等過程。3、壓縮低級烴類沸點很低，常壓下的冷凝勢必消耗許多低溫能量及低溫材料。根據物質的冷凝溫度隨壓力的增加而升高的原理。如表6-3-1所示，提高壓力，可提高深冷操作的溫度，節省低溫能量和低溫材料。表6-3-1不同的壓力下裂解氣某些組份的冷凝溫度℃大氣壓11015202530氫氣-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壓縮后的裂解氣經冷卻后，重組份烴類及水分會冷凝下來，減少了干燥及低溫分離的負荷。加壓的不利方面是對設備的材質要高要求，增加動力消耗；低溫分離部分精餾塔釜溫因加壓而升高，不飽和烴類易聚合；同時加壓使組份間相對揮發度下降，對分離造成了困難。因此采用的壓力要從經濟及技術等方面考慮。本系統采用五段離心式壓縮機，最終壓力為36kg/cm2（表壓）。采用多段壓縮可防止段間溫度過高，造成烴類聚合結焦及減少動力消耗等優點。離心式壓縮機又稱透平壓縮機。它占地少，輸氣量大?？砷L時間連續運轉，氣流穩定均勻，又具有維修量少，制造成本經濟，并能與蒸汽透平機組合，可使裝置副產品的蒸汽有效的利用等特點。6.3.1凈化（1）酸性氣體脫除主要是二氧化碳及硫化氫，同時含有少量有機硫化物。如氧硫化碳（COS）、二硫化碳（CS2）、硫醚（RSR′）、硫醇（RSH）及噻吩等。本系統采用10％堿液脫除H2S與CO2酸性氣體。吸收機理：堿液的吸收反應如下：H2S+2NaOH――→Na2S+2H2OCO2+2NaOH――→Na2CO3＋H2OCOS＋4NaOH――→Na2S＋Na2CO3+2H2ORSH+2NaOH――→ROH＋Na2S＋H2OCS2＋6NaOH――→2Na2S+Na2CO3+3H2O低溫高壓有利于反應向右進行。吸收酸性氣體后的廢堿液送凈化車間用CO2脫除硫化物后送水廠生化處理。（2）脫水低溫下水要結冰，常溫及高溫下輕質烴類會與水生成白色的水合物晶體。如CH4·6H2O、CH4·7H2O、C2H6·7H2O、C3H8·7H2O等，引起設備及管道的堵塞。本裝置選用SHOWAONOX3A°分子篩，顆粒為∮3.2m/m及∮1.6m/m。萬一系統的某部分出現局部冷凍現象，備有一個注入甲醇解凍的設施。（3）CO及炔烴的去除乙炔會使各類催化劑中毒。影響聚合物的性能，乙炔的積累易引起爆炸，應予除去。本系統采用在催化劑存在下加氫的方法，既除去了炔烴又增加了乙烯、丙烯的產量。乙炔加氫反應C2H2+H2――→C2H4+42.2KcalC2H2+2H2――→C2H6+76.5KcalC2H4+H2――→C2H6+34.3KcalnC2H2+mH2――→綠油（油狀或低分子聚合物）＋熱量選用鈀催化劑（北京化工研究院）。操作時應盡量控制反應到生成乙烯時止。碳三加氫反應CH3-C≡CH+H2――→CH3-CH=CH2+39.6KcalCH2=C=CH2+H2――→CH3-CH=CH2+41.4KcalCH3-CH=CH2+H2――→CH3-CH2-CH3+29.9Kcal同樣應防止生成的丙烯損失掉，采用北京化工研究院鈀催化劑液相加氫。碳二與碳三所需要的氫氣來自于深冷系統的冷箱中，其中含有會使加氫催化劑中毒的一氧化碳，因此要先除去：CO+3H2――→CH4+H2O少量的CO2與O2也同時除掉CO2+4H2――→CH4+2H2OO2+2H2――→2H2O一氧化碳甲烷化的催化劑選用鎳催化劑，反應中生成的水分在干燥器中用3A°分子篩除去。6.4制冷深冷分離中壓縮后的裂解氣還需降溫到－100℃以下，因而需向裂解氣提供致冷量，為了盡可能的節省低溫冷量，乙烯老區采用丙烯、乙烯及甲烷三種制冷劑。提供下述溫度（℃）冷凍級。丙烯制冷壓縮機冷級：18℃、2℃、-23℃、-40℃乙烯制冷壓縮機冷級：-62℃、-75℃、-101℃甲烷制冷壓縮機冷級：-135.8℃乙烯新區采用丙烯及乙烯與甲烷二元制冷，提供下述溫度（℃）冷凍級。丙烯制冷壓縮機冷級：18℃、2℃、-23℃、-40℃二元制冷壓縮機冷級：-40℃---136℃6.5深冷分離裂解氣中各種低級烴類在加壓、低溫下相對揮發度不同，通過精餾的方法將它們逐一分出。分離的次序是先把比甲烷更輕的氫氣與乙烷、乙烯，及比乙烷、乙烯更重的組份分離的塔稱為脫甲烷塔；將乙烯與乙烷分離的塔稱為乙烯精餾塔；將乙烷及比乙烷更輕的組份與碳三餾份及比碳三餾份更重的組份分離的塔稱為脫乙烷塔，以此類推，從脫丁烷塔頂出來的餾份進入丁二烯抽提單元，塔底餾份進入汽油加氫單元。本裝置分離工段是將脫甲烷塔、脫乙烷塔、脫丙烷塔、脫丁烷塔順序排列來進行裂解氣分離，故也叫做深冷順序分離流程。7、生產方法、工藝技術路線及特點7.1工藝技術路線及特點（1）裂解爐技術路線及特點裂解爐作為生產乙烯的關鍵設備，在最近30年來得到了迅速發展，其中管式裂解爐的發展尤為迅速，各種爐型競相問世?，F在世界乙烯產量的99％以上是用管式裂解爐生產的。裂解區采用ABBLummusHeatTransfer與中石化技術開發中心聯合開發的四臺10萬噸/年的SRT-Ⅵ型爐，裂解輕石腦油、石腦油、HVGO和AGO制得氫氣、乙烯、丙烯及其他烴類產品。該爐采用兩程爐管設計，其構型為4-1，縮短了停留時間，降低了烴分壓，提高了裂解爐的選擇性。采用文丘里控制第一程爐管進料分布，保證每根爐管進料均勻。爐子運轉周期為50～65天。該爐型改善了對流段和輻射段的傳熱設計，消除了死區，使橫跨溫度控制在±5℃。改進了爐子的機械設計，包括爐管的吊掛設計等，以消除熱應力減少爐管變形，延長使用壽命。此外，該爐還采用新型的浴缸式廢熱鍋爐，它具有更迅速，更有效地把高溫裂解氣冷卻下來的特點，有利于降低二次反應影響，提高乙烯收率，延長運行周期。（2）分離技術路線及特點乙烯分離采用順序分離技術，引進了粘度控制系統、二元冷凍系統新技術。A.粘度控制系統來自汽油精餾塔底部的急冷油通過乙烷裂解氣汽提，使循環急冷油中(中沸程)組成的濃度提高，循環急冷油的粘度降低，使得汽油精餾塔塔底溫度提高，這樣就使整個急冷水系統、急冷油系統及稀釋蒸汽發生系統得到改善。B.二元制冷技術二元制冷由50×10-2(v)甲烷和50×10-2(v)乙烯組成，用一個新的蒸汽透平驅動的離心式壓縮機提供冷量。二元制冷是一個整體系統，它取代甲烷制冷系統和乙烯制冷系統，單個二元壓縮系統與單獨的甲烷和乙烯制冷機械不同，在總投資成本、運行/維護費用方面及總能效方面都優于單獨機械運行。乙烯分離部分由急冷區、壓縮區、冷區和熱區組成。急冷區：將裂解爐出來的裂解氣經油淬冷后再經油冷卻、水冷卻，將汽油和更輕組分作為塔頂的氣相產品送入壓縮區，同時得到柴油和燃料油產品。壓縮區：通過五段壓縮使裂解氣出口壓力達到3.576MPaG，通過堿洗脫除酸性氣體并得到裂解汽油產品。冷區：裂解氣經過一組換熱器和冷箱將裂解氣深冷到-164℃得到氫氣和低壓甲烷產品，中間冷凝的物質進入脫甲烷塔，從脫甲烷塔塔頂得到高壓甲烷產品，脫甲烷塔塔釜產品經脫乙烷塔、乙炔加氫反應器和乙烯精餾塔得到乙烯產品。熱區：將C3、C4及C5和C5以上組分通過精餾塔得到丙烯產品、C3LPG產品、混合碳四產品及裂解汽油產品。7.2工藝流程簡述裂解爐區 四臺裂解爐中的E-BA-1101和E-BA-1102為輕油裂解爐，裂解原料主要是重石腦油、輕石腦油、加氫C4和返回乙烷；E-BA-1103和E-BA-1104為重油裂解爐，裂解原料主要是HVGO、AGO和重石腦油。正常情況下，四臺爐子都不裂解返回乙烷，新區產生的乙烷將送入老區的8#裂解爐進行裂解，只有當老區乙烷爐發生故障時，返回乙烷才會臨時在新建的輕油爐子裂解。為了提高新裂解爐的熱效率和滿足環保要求，新裂解爐都只采用燃料氣為燃料。原料罐區U-FB-1301貯罐中的AGO由泵E-GA-1101A,B送入AGO預熱器E-EA-112，預熱至60℃。原料罐區U-FB-1323C中的HVGO由泵U-GA-1318A,B,C送至HVGO預熱器E-EA-1112，預熱至80℃。貯罐U-FB-1302B中的重石腦油經泵U-GA-1316A,B,C后送至石腦油預熱器E-EA-1151，預熱后的溫度為60℃。經過預熱后的AGO、HVGO和重石腦油送至裂解爐的界區，輕石腦油從貯罐U-FB-1302C中由泵U-GA-1317A,B直接送至裂解爐界區。裂解原料(重石腦油、HVGO、AGO)分成六組并經調節閥送入裂解爐對流段最上部預熱段。從急冷區來的稀釋蒸汽(溫度185℃，壓力0.607MPag)進入界區后，也分成六組。輕油裂解爐只需一段注汽。重油裂解爐需兩段注汽，此時每組稀釋蒸汽又分為一段注入DS和二段注入DS，每段注入蒸汽都經過調節閥控制蒸汽用量，一段蒸汽不經過預熱，其用量大致為DS總量的30%~40%，它與預熱后原料烴混合后再進入對流段中段原料預熱段，二段DS經對流段DSSH過熱至約520~550℃，通過一個特殊混合器與在中段預熱后的原料烴再次混合，并且使重質裂解原料迅速達到全部汽化；混合后的烴蒸汽再次進入到對流段最下部原料烴預熱段。從對流段最下部原料烴預熱段流出的烴蒸汽已經被加熱至570℃~640℃。六組裂解原料烴蒸汽通過橫跨管線經文丘里分配管進入到裂解爐的輻射段。輻射段設有24個4-1爐管，每4個4-1爐管為一組，整個爐子分為6大組裂解原料在這里進行裂解反應。裂解爐管的出口溫度高達815℃~840℃。從輻射段流出的高溫裂解氣，分別進入6個浴缸式TLE，將高溫裂解氣迅速冷卻至650℃(重油裂解爐)或525℃(輕油裂解爐)以下。TLE和汽包共同構成一個熱虹吸系統，產生12.2MPag的超高壓飽和蒸汽，該飽和蒸汽在對流段的超高壓蒸汽過熱段USSH、MSSH、LSSH內加熱至525℃后并入超高壓蒸汽管網。另外超高壓鍋爐給水也在對流段的BFW段進行預熱，預熱后的鍋爐給水進入到高壓汽包。自TLE流出的裂解氣進一步用油淬冷至210℃~220℃，然后油、氣混合物通過裂解氣輸送管道流入急冷回收系統汽油精餾塔E-DA-1101。E-BA-1101～1104爐均使用氣體燃料，底部燃燒器的熱負荷占全部的85%，其好處在于操作便利、爐膛溫度控制穩定。急冷區 裂解氣出裂解爐后，立即進入廢熱鍋爐冷卻，再經油急冷送至汽油精餾塔E-DA-1101，DA-1101塔頂溫度108℃，壓力0.069MPaG，塔底溫度210℃，壓力0.082MPaG。在塔內裂解氣被進一步冷卻，汽油和更輕組分作為塔頂氣相送至水急冷塔E-DA-1104，裂解柴油從側線抽出進入柴油汽提塔E-DA-1106，汽提后該產品送至界區貯罐，裂解燃料油從塔底抽出進入燃料油汽提塔E-DA-1103（位于老區），汽提后該產品送至界區貯罐。裂解氣的熱量通過從汽油精餾塔底抽出的循環急冷油經稀釋蒸汽發生器產生稀釋蒸汽以及工藝水預熱器得到回收。新急冷區設計采用獨立的減粘系統。由于新區沒有乙烷裂解爐，從汽油精餾塔底抽出的部分急冷油和來自老區乙烷裂解爐E-BA-108經急冷鍋爐冷卻的550℃裂解氣在急冷器E-HB-1108中混合，溫度達到300℃?；旌虾筮M入燃料油汽提塔E-DA-1103（位于老區），該塔塔頂溫度301℃，壓力0.087MPaG，塔底溫度294℃，壓力0.092MPaG，以少量中壓蒸汽汽提，濃縮中沸程餾分并控制燃料油產品的閃點，塔頂氣相作為汽油精餾塔的進料以達到降低循環急冷油粘度的目的。水急冷塔E-DA-1104塔頂溫度40℃，壓力0.065MPaG，塔底溫度85℃，壓力0.068MPaG。從汽油精餾塔頂來的裂解氣在水急冷塔中與逆流的循環急冷水直接接觸而被冷卻和部分冷凝。塔底抽出的循環熱水用于向工藝系統提供低能位的熱量，主要用于脫乙烷塔再沸器、丙烯精餾塔再沸器、石腦油、AGO、HVGO和循環乙烷的進料預熱器等處，后通過冷卻水進一步冷卻。四臺新裂解爐都操作時塔頂氣送入新、老裂解氣壓縮機，當只開三臺新裂解爐時只送入新裂解壓縮機。由此也導致急冷水系統在新老區之間的不平衡，故從新急冷水系統補充老急冷水系統所需的數量，并且返回相同的數量。水急冷塔內冷凝的汽油與急冷水和稀釋蒸汽凝水進入塔底沉降槽進行油水分離。為避免乳化，可以注入適當pH值的消泡劑且作用在pH值7.5～8.5，并通過工藝水汽提系統注堿穩定該值。分離出來的汽油大部分作為汽油精餾塔的回流，其余部分去廢堿萃取系統，以及作為DPG裝置的平衡。分離出來的稀釋蒸汽凝水由工藝水汽提塔加料泵送經工藝水過濾器后進入工藝水汽提塔E-DA-1105，該塔塔頂溫度117℃，壓力0.079MPaG，塔底溫度121℃，壓力0.10MPaG，以再沸蒸汽或新鮮蒸汽汽提，汽提出的酸性氣體和輕烴返回水急冷塔。塔底工藝水由稀釋蒸汽發生器進料泵經急冷油預熱進入稀釋蒸汽發生器E-EA-1123，溫度167℃，壓力0.64MPaG，以急冷油為熱源產生稀釋蒸汽，稀釋蒸汽過熱后返回裂解爐。壓縮區來自水淬冷塔塔頂的氣體在帶有級間冷卻器的五段離心式壓縮機GB-1201中壓縮到3.65-3.7MPaG。裂解氣首先進第一段吸入罐，罐內液體經泵送至水冷塔，氣體進入裂解氣壓縮機一段入口。經一段壓縮冷卻器，裂解氣溫度由94℃冷卻至41℃，然后進入二段吸入罐。罐內凝液中的油相從側部用泵送回汽油汽提塔，水相從罐底送到一段吸入罐。氣體經二段壓縮后進冷卻器，裂解氣被冷卻至41℃后進入三段吸入罐，三段吸入罐的凝液回到二段吸入罐；氣體進入壓縮機，經壓縮冷卻，裂解氣被冷至41℃后進三段排出罐，罐內凝液返回三段吸入罐，氣體加熱后送入堿洗系統，以除去酸性氣體。裂解氣經過三段堿洗以除去其中的H2S和CO2，在堿洗塔上部用水洗滌以防止堿液被帶入下游設備。在堿洗塔塔底采取措施以除去形成的黃油。堿洗塔塔底廢堿經汽油洗滌后在聚結器中分離以減少其中的黃油，然后送到界區外。洗滌汽油用水洗滌后在另一聚結器中除去堿，然后送入急冷塔。廢堿和洗滌水送界區外處理。裂解氣經堿洗后進入四段吸入罐，四段吸入罐的液體返回水洗塔，氣體進壓縮機四段入口，經壓縮、冷卻后進五段吸入罐，吸入罐中的烴類凝液與水分離后送到凝液汽提塔。在汽提塔內用低壓蒸汽加熱的再沸器所產生的蒸汽將烴液體中的輕組分從C3+中汽提出來。塔頂氣體返回四段吸入罐，塔釜液體進入脫丙烷塔。四段、五段以及干燥器進料洗滌系統的凝水送回急冷塔。五段出口裂解氣經水冷卻后送入干燥器進料洗滌塔，在塔內氣體與來自干燥器進料洗滌塔回流罐的烴類凝液逆流接觸洗滌，塔頂氣體用丙烯冷劑及脫乙烷進料冷卻到15℃，液氣混合物進入干燥器進料洗滌塔回流罐?；亓鞴薹蛛x出來的液體用泵送到洗滌塔頂部做回流，而氣體送往裂解氣干燥器，烴凝液在洗滌塔底部與水分離后用泵送往凝液汽提塔頂部。壓縮機五段出口裂解氣經冷卻后去裂解氣干燥器進行干燥。冷區（1）深冷系統來自裂解氣壓縮機的裂解氣在分子篩干燥器中進行干燥，然后進入深冷系統。在深冷系統中，熱物流裂解氣（15℃）與冷物流進行換熱，被逐步激冷到-72℃，-99℃和-136℃三個溫度級別，冷物流主要由尾氣（循環乙烷、脫甲烷塔塔底出料、甲烷、氫氣）和冷劑（丙烯冷劑、乙烯冷劑和二元冷劑）組成。在每一溫度級別，裂解氣在脫甲烷塔進料分離罐中閃蒸，從氣相中分離出凝液，凝液進入脫甲烷塔，氣相進入下一級冷箱中繼續冷卻。在新區采用二元冷劑取代乙烯冷劑。-72℃分離罐E-FA-1304分離出的凝液分成兩股物流，其中一股物流經閃蒸后用于冷卻另一股物流，這兩股物流在不同位置分別進入脫甲烷塔NO.2（E-DA-1301）。為提高二元冷劑的效率和脫甲烷塔塔頂的氣-液比，-136℃分離罐E-FA-1306的凝液仍舊回入冷箱E-EA-1310X，換熱至-132℃，然后進入脫甲烷塔E-DA-1301。為減少氫氣的損失，老區-128℃分離罐E-FA-306頂部的氣相抽出，一股（約為30％）送入新區氫氣-甲烷分離系統，以回收其中的氫氣，減少老區中壓甲烷中氫氣的含量；其余的氣相以及新系統的-136℃分離罐E-FA-1306頂部的氣相分別進一步冷卻至-167℃和-163℃，以使粗氫（95×10-2(w)的氫氣、平衡甲烷和一氧化碳）從甲烷和較重烴的凝液中分離出來。甲烷和較重烴的凝液用作把-128℃/-136℃分離罐頂部的氣相冷卻到-167℃/-163℃的冷源。一定量的粗氫氣被混合到低壓甲烷中，以獲得合適的溫度把裂解氣冷卻至-167℃/-163℃。粗氫在進行甲烷化反應之前需用裂解氣進一步加熱。新增的氫氣/甲烷分離系統都為單級分離系統。新系統分離出的甲烷分為中壓甲烷及低壓甲烷，低壓甲烷進入新冷箱系統進行換熱，然后由燃料氣壓縮機E-GB-1301送至燃料氣系統；中壓甲烷返回至老冷箱E-EA-361/362換熱后，分別進入老區及新增燃料氣系統。（2）脫甲烷塔脫甲烷塔用于將C1及更輕的組份從C2＋組份中分離出來。脫甲烷塔E-DA-1301為一板式塔，并有中間再沸器E-EA-1319和塔底再沸器E-EA-1317，兩再沸器均用裂解氣作為熱源。新區不再使用甲烷冷媒系統。老區脫甲烷塔和新增脫甲烷塔合用一塔頂氣相冷凝系統，塔頂氣相分別用二元冷媒冷卻。由于老區不再使用E-GB-302A/B，新增老區脫甲烷塔回流泵E-GA-1303A/B冷卻下來的物流在脫甲烷塔回流罐E-FA-309中閃蒸，液相用回流泵E-GA-1303A/B送入脫甲烷塔E-DA-301作為回流；在新系統中，冷卻下來的物流在脫甲烷塔回流罐E-FA-1309中閃蒸，液相用回流泵E-GA-1301A/B送入脫甲烷塔NO.2作為回流。塔頂的氣相甲烷分別送回新增及現有深冷系統以回收冷量，然后用于再生裂解氣干燥器，濕氣送至燃料系統。兩個脫甲烷塔的塔底出料也送入深冷系統以回收冷量，然后分別送入脫乙烷塔E-DA-401/1401。3)甲烷化反應系統：從氫氣甲烷分離罐E-FA-1307頂部分出的粗氫氣體返回新增冷箱回收冷量，再經過加熱后送入甲烷化反應器E-DC-1301。甲烷化反應器為固定床反應器，將粗氫中含有的CO加氫后生成甲烷，以脫除CO。出料經過冷卻及干燥后為氫氣產品，除提供給裝置內加氫反應器使用外，干氫氣產品將送出界區。一部分濕氫產品送往裂解汽油加氫裝置，其余則作為濕氫產品送出界區。脫乙烷塔、乙炔加氫、乙烯精餾系統該系統的作用是從重組份中分離C2組分，乙炔加氫轉化為乙烯和乙烷，并從乙烷及更重組份中分離出乙烯產品。該系統包括脫乙烷塔E-DA-1401、乙炔加氫反應器E-DC-1401、乙烯精餾塔E-DA-1402及其配套設備。來自脫甲烷塔塔底的物料經過預熱后進入脫乙烷塔。新區脫乙烷塔E-DA-1401采用塔頂全餾分加氫系統，塔頂回流冷凝器E-EA-1460僅在開車時使用，通常塔頂氣相直接進入乙炔加氫反應器，從乙烯精餾塔E-DA-1402側線抽出一股物料送至脫乙烷塔E-DA-1401作回流。脫乙烷塔再沸器采用急冷水和低壓蒸汽加熱，塔底物料進入高壓脫丙烷塔E-DA-1404B。在乙炔轉化器中，氫氣與烴類在催化劑反應床上混合，乙炔加氫轉化為乙烯和乙烷。該反應為放熱反應，反應熱由中間冷卻器和后冷卻器帶走。脫乙烷塔E-DA-1401塔頂氣相經過E-EA-1448A/B和E-EA-1450加熱后，進入乙炔轉化器E-DC-1401A/B，出料經過E-EA-1455、E-EA-1448冷卻，然后與來自乙烯精餾塔E-DA-1402的側線流股在綠油分離罐E-FA-1418中進行混合和洗滌，以除去反應生成的綠油。經閃蒸后，液相用泵E-GA-1450A/B送入脫乙烷塔作為回流。加氫后的C2物流經干燥以后進入乙烯精餾塔E-DA-1402。乙烯精餾塔（E-DA1402）為浮閥塔。在乙烯精餾塔頂第11板分離出純度達99.95％的乙烯送至乙烯球罐。塔上部11板為甲烷脫除段，以除去乙炔加氫時Ｈ2帶入的甲烷和未反應的氫氣，此股尾氣最終返回到EA1206或DA1301。乙烯經蒸發后，分作高壓乙烯和低壓乙烯送出界區。塔底乙烷及重組份循環返回至裂解爐。熱區脫丙烷塔和脫丁烷塔脫乙烷塔E-DA-1401的塔底產品和凝液汽提塔E-DA-1202底部產品中的C3餾份與C4以及更重的餾份在脫丙烷系統中進行分離。脫丙烷系統由新增高壓脫丙烷塔E-DA-1404B與低壓脫丙烷塔E-DA-1404串聯操作。高壓脫丙烷塔E-DA-1408在較高的壓力下操作，以便塔頂冷凝器能用冷卻水作冷劑。低壓脫丙烷塔E-DA-1404在較低的壓力下操作，以限制塔釜溫度過高，從而減輕再沸器的結垢問題。脫乙烷塔E-DA-1401塔底產品進入高壓脫丙烷塔E-DA-1408，凝液汽提塔E-DA-1202塔底產品進入低壓脫丙烷塔E-DA-1404。高壓脫丙烷塔的操作溫度和壓力分別為82℃/