烯烃分离装置基础知识(共32页).doc

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1、精选优质文档-倾情为你奉上神华集团SHENHUA GROUP神华包头煤化工公司烯烃分离装置基础知识培训教材0版SBCCC-164-T-30第1页共34页烯烃分离装置基础知识曹 刚黄从军0版供培训用张延斌夏 季 闫国春2008.7.25版次说 明编制人审核人批准人批准日期编制部门烯烃中心发布日期2008.7.16实施日期2008.7.30本文件知识产权属神华包头煤化工公司所有，未经授权许可或批准，不得对公司以外任何组织或个人提供；任何外部组织或个人擅自获取、使用、转让文件的行为均属侵权。本文件由文件编制部门负责解释。专心-专注-专业目 录1 装置概述32 技术分类及特点33装置设计基础34 装置

2、生产工艺原理95装置工艺流程说明136 装置主要控制回路简介177 装置主要控制回路简介198装置布置简介309装置三废排放简介311 装置概述本装置的设计产量为30 万吨/年乙烯和30 万吨/年丙烯，占地面积230110m2。烯烃罐区为MTO装置的配套设施，由中国石化上海工程公司进行工艺包设计和基础工程设计；烯烃分离装置采用Lummus前脱丙烷及后加氢，丙烷洗工艺技术替代传统烯烃分离深冷分离技术，由ABB Lummus进行工艺包设计和基础工程设计。同时ABB Lummus将部分基础工程设计工作转包给中石化上海工程公司。2 技术分类及特点此工艺与常规乙烯分离工艺相比较简单，主要区别有：此工艺无

3、前冷系统；无乙烯制冷压缩机，无深冷系统。3 装置设计基础3.1 装置能力本装置的设计能力为年产30 万吨聚合级乙烯产品和30 万吨聚合级丙烯，装置的年生产时间为8000 小时/年，连续生产。装置的操作弹性为70120。3.2 产品方案本装置的产品方案为年产30 万吨聚合级乙烯产品和30 万吨聚合级丙烯产品，同时副产9.9 万吨混合C4，2.6 万吨C5 以上产品以及4.9 万吨燃料气。其中聚合级乙烯产品，聚合级丙烯产品、混合C4 产品以及C5以上产品分别送往烯烃罐区的储罐。燃料气则送往全厂的燃料气管网。3.3 装置组成本装置由以下四个单元组成：生产装置烯烃罐区配套公用工程辅助设施（界外工程）3

4、.4 原料规格（见表3.41表3.45）表3.41 反应气规格组成工况1（wt%）工况2 （wt%）工况3 （wt%）范围（wt%）水2.983.143.25氢气0.110.170.370.1-0.5氮气0.190.190.190.1-0.4二氧化碳0.150.080.130.06-0.16一氧化碳0.110.230.370.1-0.4氧气0.000950.000950.000940.001-0.016氮氧化物2.98E-082.98E-082.95E-080.2ppb甲烷0.581.751.810.5-2.3乙烷1.330.781.470.7-1.5乙烯32.9139.1241.8232-4

5、2乙炔0.0050.0020.0050.002-0.04丙烷4.662.573.152.3-5.0丙烯41.8839.0634.1834-43甲基乙炔0.00050.000230.00050.0002-0.002丙二烯0.00050.000230.00050.0002-0.002环氧丙烷0.0090.0040.0090.003-0.01正丁烷0.920.430.360.3-1.0异丁烷0.020.020.021-丁烯0.370.380.589.0-12异丁烯0.032.692.38顺-2-丁烯3.952.892.62反-2-丁烯5.583.973.611，3丁二烯00.220.15丁炔0.02

6、0.020.02正戊烷0.060.060.062.9-4.5异戊烷0.030.030.03C6+2.832.883.19甲醇0.0040.10.090.01-0.2二甲醚1.160.080.010.01-1.17乙醇0.020.020.020.01-0.03丙醛0.020.020.020.02-0.04丙酮0.030.030.030.03-0.05甲基乙基酮0.020.020.020.02-0.04乙酸0.0010.0010.0010.001-0.002苯0.020.020.020.02-0.03表3.42 PP 循环气规格组成数量单位丙烯 91.36 wt%丙烷 0.46 wt%氧6996

7、Ppm vol一氧化碳 3061ppm vol二氧化碳 9620ppm vol表3.43 富丙烷排放液规格组成 数量单位丙烯 15.4 wt%丙烷84.6 wt%表3.44 氢气规格组成 规格PSA 氢气99.9 mol%表3.45 开工用C4规格组成 规格（工况1）乙烷，乙烯 0 wt%丙烷 0.38 wt%丙烯 0.27 wt%正丁烷 15.38 wt%异丁烷 33.09 wt%异丁烯 17.98 wt%顺二丁烯 19.15 wt%反二丁烯 13.62 wt%C5 及以上组分0.13 wt%3.5 产品规格（见表3.51表3.54）表3.51 聚合级乙烯规格组成含量乙烯 99.95% vo

8、l甲烷乙烷 500 ppm vol丙烯及以下重组分 10 ppm vol氢 5 ppm vol一氧化碳2 ppm vol二氧化碳 2 ppm vol总羰基（以MEK计）1 ppm vol氧 1 ppm vol乙炔 4 ppm vol硫化物（以硫化氢计）1 ppm vol甲醇 1 ppm vol水 1 ppm volMAPD 5 ppm vol总含氮量（以氮计）5 ppm vol表3.52 聚合级丙烯产品规格组成 含量丙烯 99.6% vol丙烷 0.4 vol乙烯20 ppm volMAPD 5 ppm vol丁二烯1 ppm vol丁烯1 ppm vol氧 1 ppm vol一氧化碳 2 p

9、pm vol二氧化碳 5 ppm vol氢5 ppm vol总硫化物 1 ppm wt水 5 ppm wt甲醇 1 ppm wt乙炔 2 ppm vol乙烷 200 ppm vol氧化物含量 1 ppm wt表3.53 混合C4 产品规格组成 含量C3及C3以上组分 0.5 wtC5及C5以下组分 0.5 wt表3.54 C5 以上产品规格组成 含量C4及C4以上组分0.5 wt3.6 辅助材料、催化剂和化学品规格3.6.1 干燥剂1、反应气干燥器干燥剂牌号 分子筛UOP 型3A-EPG-2 或3A-EPG形状 1/8”颗粒或1/16”颗粒干燥器数量 2台装填容积 22m3(14,300kg)

10、/台干燥器运行时间 36小时6 小时防护床预计使用寿命 35 年2、 液体凝液干燥器干燥剂牌号 分子筛UOP 型3A-EPG形状 1/16”颗粒干燥器数量 2台装填容积 43m3(28,000kg)/台干燥器运行时间 72小时预计使用寿命 35 年3、乙烯干燥器干燥剂牌号 分子筛UOP 型3A-EPG形状 1/16”颗粒干燥器数量 1台装填容积 4m3(2,600kg)干燥器运行时间 168小时预计使用寿命 35 年4、丙烯产品干燥器干燥剂牌号 分子筛UOP 型AZ-300形状 7X14珠子状干燥器数量 2台装填容积 40m3(27,000kg)干燥器运行时间 48小时预计使用寿命 35 年5

11、、乙炔转化器催化剂牌号 加氢催化剂Sud-Chemie Inc., Ole/Max201(G-58C),形状 2-4 mm 球型状反应器数量 2台装填容积 6.75m3/台预计使用寿命 5年循环周期 610 个月选择性 -3%-43%乙烯转化率3.6.2 化学品1、碱规格 商业级（32wt 氢氧化钠）浓度 32wt 氢氧化钠消耗量 1002 kg/h2、压缩机洗油规格 轻循环油消耗量 300 kg/h3、黄油阻聚剂型号 EC3430A（Nalco 提供）用法 1540ppm wt（每个注入点）消耗量 最大27 kg/h4、反应气压缩机阻聚剂型号 EC3144A（Nalco 提供）用法 10pp

12、m wt（每个注入点）消耗量 最大11 kg/h5、 除氧剂型号 EC3002A（Nalco 提供）用法 5ppm wt（每个注入点）消耗量 最大10 kg/h6、脱丙烷塔阻聚剂型号 EC3214A（Nalco 提供）用法 25ppm wt（每个注入点）消耗量 最大8 kg/h7、C4 产品抗氧化剂型号 EC3071A（Nalco 提供）用法 50ppm wt（每个注入点）消耗量 最大2 kg/hh脱丁烷塔阻聚剂型号 EC3267A（Nalco 提供）用法 150ppm wt（每个注入点）消耗量 最大1 kg/h8、开车及不合格丙烯规格 99.6mol用法 开车用或丙烯制冷系统补充用消耗量 最

13、大40 m3/h（间歇）9、 甲醇规格 商业级99.85纯甲醇用法 解冻消耗量 最大6 t/h（间歇）4 装置生产工艺原理4.1 裂解气的净化与分离原料甲醇经过催化反应制得了裂解气，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。压缩、碱洗、干燥、精馏、加氢精制、分离、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。4.1.1 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疑分离，则

14、所需的分离温度很低，需要大量冷量。为了使分离温度不太低，可以适当提高分离压力。本套装置采用分离工艺，所需的分离操作压力，由离心式裂解气压缩机C401实现。本装置在裂解气升压过程中采用四段压缩，前三段设置冷却器，并采用“逆闪”工艺及压缩机吸人管线和壳体注水技术，来降低压缩机功耗，避免聚合物生成并沉积在压缩机扩压器和叶片上。4.1.2 吸入管线注水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，

15、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。以聚合现象发生，各段排出温度不能高于90。利用中压除氧水、直接将水注入到裂解气压缩机C3101的前三段壳体内，不但避免聚合物的生成及在叶轮和扩压器内结垢，而且使吸入温度明显降低，使得压缩机功耗也得以降低。逆闪；裂解气压缩机C401的第III段吸入罐和第III段排出罐中的烃和水蒸汽凝液依次闪蒸至前一段吸入罐中，从而使前一段裂解气吸入温度得以降低。4.1.3 酸性气体的脱除裂解气中的酸性气体主要有 CO2，会对后序工序造成影响。CO还会使加氢催化剂中毒，因此必须除去这引起有害杂质。本装置采用碱

16、洗法，即用苛性钠溶液（NaOH）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ppm以下：主要反应方程式如下：CO2+2NaOH Na2CO3 +H2O上述反应是在碱洗塔T402中完成的。裂解气从T402中底部进入，由塔顶排出。T402分四段。下段碱浓度为4.21%左右，中段碱浓度为4.03%左右，上段碱浓度为0.68%左右，顶段采用水洗，以除去裂解气体中夹带的碱。4.1.4 脱水裂解气中含有一定量的水份，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，严重堵塞管道和设备，使生产

17、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。分子筛具有均匀的微孔，可筛分大小不同的分子。比孔口直径小的分子，通过孔口进入内容空穴，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，好象分子被过了筛一样，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

18、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，可用干燥的N2加热至200250作为分子筛的再生载气，使分子筛中所吸附的水份脱附后带出。4.1.5 气相催化加氢法脱炔1、加氢机理气相组分在固体催化剂上进行加氢反应主要经历三个步骤：第一步，乙炔、氢从气相扩散到催化剂表面上，在其上进行吸附；第二步，吸附的乙炔在催化剂上进行表面反应被加氢成乙烯或进一步加氢为乙烷；第三步，吸附的乙烯或乙烷从催化剂表面脱附，扩散到气相中去。2、催化剂的加氢选择性和提高选择性的措施催化剂的加氢选择性不但与活性组分的性质有关，还与催化剂孔容、催化剂制备方法、操作温度和

19、压力等有关。因此，正确选择活性组分和载体，适当调整活性以及合理确定操作条件，可以提高选择性。具体措施如下：一是使催化剂局部中毒。例如向pd催化剂中加入适量的Ag、Cu、Cr，向非钯催化剂中加入适量Mo、Cr、Zn等。也可以在气相中通入适量的CO、H2S以及喹啉、醋酸铅或羰基硫等均可使催化剂局部中毒，例如H2S对Ni-Co-Cr催化剂可提高其选择性，在氢气中混入20PPm的CO也可以提高催化剂的加氢选择性。二是使用载体。选择大孔径的载体，使吸附乙烯易于脱附，Al2O3、SiO2作载体可提高选择性。现在工业上广泛采用-Al2O3作载体。三是选用适宜的反应条件。氢分压是操作条件中最重要的一个参数，因

20、为乙炔在气相中的含量是已定的，故氢分压的大小，是由氢炔比的大小来决定的。为了充分脱除乙炔要使氢炔比大于1。但使用时，为了提高加氢选择性，保证乙炔充分被加氢，同时还要保证乙烯在反应中不被多量加氢，一般氢炔比取2为宜。至于操作总压不宜过高，否则会增加扩散阻力，一般总压可控制在2035大气压。3、加氢反应器型式气固相固定床催化加氢反应器从传热角度看主要有两种基本型式，即换热式反应器和绝热式反应器。4、加氢反应器的敏感性及其失控防止由前讨论可知，含少量乙炔的烯烃的选择性加氢是一个相当复杂的反应系统。在选择反应器型式和确定控制方案时必须考虑到以下几个因素。一是系统内存在一些相互竞争的放热反应，各个反应的

21、热效应是很大的。特别是在催化剂选择性下降时，反应放热量更大。二是乙烯损失率要尽可能低，对乙炔的脱除率要求尽可能高。近年来成品乙烯中乙炔的含量要求不得超过15PPm。近年来聚合级丙烯中甲基乙炔和丙二烯的含量不得超过5PPm。三是系统对操作参数变化的敏感性大，尤其是对温度的敏感性更为突出。例如，某一定型式的反应器在最佳进料温度附近，温度上升1%，乙烯损失率增加20%；温度下降1%，乙炔脱除率下降，乙炔在反应器出口处浓度增加700%。5、加氢反应器的控制由前讨论可知，加氢反应器的控制系统不但要能迅速、准确和可靠地反映出系统参数的变化，而且还能及时地把受到外界干扰影响而偏离正常状态的参数，自动地回复到

22、规定的数值范围内，保证反应器出口乙炔的浓度符合要求，不出现失控。随着计算机技术的广泛使用，乙炔加氢装置的控制有了飞跃发展。提高乙烯回收率、减少氢消耗和提高乙炔脱除率的最优或精密控制方案已有不少。概括起来大体可分为两种类型，其一，是根据反应器出口组成（或温度）和进料组成，控制进料温度和反应器的进出口温差，使反应器出口乙炔组成达到要求，其二，是根据反应器出口组成和温度，控制进料分子比和进料温度，使出口乙炔符合规定值要求。其中以控制进料温度和进出口温差的方法最为简便，应用最多。6、加氢脱炔的工艺问题和操作改进前加氢与后加氢在乙烯回收和精制过程中，根据乙烯加氢反应器所居位置，而分为前加氢和后加氢工艺。

23、所谓前加氢，即乙炔加氢反应器位于脱甲烷塔之前，在裂解气压缩机某一段间；所谓后加氢，即乙烃加氢反应器位于脱甲烷塔之后，C2馏分脱炔。前加氢因在脱甲烷塔之前进行，氢气尚未分出，可以利用裂解气中的氢进行加氢反应，所以又称自给加氢。由于不用外加氢气的供应，故流程简单，冷量利用合理。目前前加氢催化剂可采用钯系催化剂或非钯系催化剂。前加氢原料为一切割去C4-馏分以后的裂解气，含组分由H2到C3烃。前加氢的主要缺点是操作压力低，乙炔处于极为稀释状态，处理气体量大，催化剂体积和反应器容积大；原料组成复杂、重质烃多；由于自给氢的氢分压不能精细调节，氢分压对加氢选择性的影响很大，当加氢选择性差时，少部分乙烯也被加

24、氢，乙烯损失率较高。后加氢因为是在脱甲烷塔之后进行，氢气已分走，所以要外界补充氢气。外部供氢可以精细调节氢气配入量，使氢炔比刚好满足乙炔加氢要求，氢还稍有过量（H2/C2H2=2:13:1），有利于提高选择性，减少乙烯的加氢损失。后加氢催化剂及其使用情况。后加氢催化剂主要是钯系催化剂。原料杂质少，催化剂寿命长，操作压力高，催化剂量少，反应设备容积小。后加氢的主要优点是选择性好，故被多数工厂所采用。5 装置工艺流程说明5.1 烯烃分离单元流程说明5.1.1 原料气压缩、酸性气体脱除和废碱处理由界区外来的裂解气进入轻烯烃回收单元的四段离心式压缩机进行压缩。为减少结焦，压缩机1到3段采用注水方式来保

25、持裂解气排出温度低于90。压缩机1段和2段排出裂解气在压缩机后冷却器中分别冷却到38和37.5，从2段排出罐排出的凝液循环到2 段吸入罐，从2段吸入罐排出的凝液送到界区的水/甲醇塔。压缩机一段出口压力为0.259MPag，压缩机二段出口压力为0.814MPag。在压缩机2段和3段之间，利用水洗和碱洗除去裂解气中的酸性气。从2段排出罐排出的裂解气在进入碱洗塔前，先经过一个水洗塔脱除含氧化物，水洗塔的洗水来自于甲醇制烯烃单元的净化水，塔底抽出的废水返回到甲醇制烯烃单元进行处理。为了防止原料气冷凝，水洗塔塔顶出来的裂解气用热水预热到42.5。在碱洗塔中，原料气中的酸性气通过与来自界区外的新鲜碱接触被

26、除去，新鲜碱在进塔前要进行稀释。为完全除去酸性气体，碱洗塔包括三段碱循环和一个水洗循环。每一个碱循环段都有一个碱循环回路，碱液从循环段底部泵送到循环段顶部。碱循环回路中注入黄油抑制剂。在碱洗塔的顶部，有一个水洗段，以阻止碱被原料气携带到下游设备。洗水主要用于稀释上部的循环碱。废水送到界区外处理，碱洗塔废碱送到界外焚烧炉处理。在碱洗塔中除去酸性气后，裂解气经压缩机中3段压缩。压缩机三段排出压力为2.021MPag。压缩机排出裂解气在压缩机3段的冷却器中用水从90冷却到40。裂解气首先在干燥器进料1号冷却器中与脱甲烷塔进料进行热交换，然后在干燥器进料2号冷却器中用丙烯冷剂冷却到12，再送到压缩机3

27、段排出罐。来自3段排出罐裂解气进入干燥器。裂解气中的水和烃在压缩机3段排出罐中分离，水循环到3段吸入罐，从罐中回收的凝液送到界区的急冷塔。冷凝下来的烃液用泵送到聚结器，在这里水和烃完全分离，从聚结器来的烃物流送到液相干燥器。5.1.2 裂解气气相和液相干燥裂解气在两台分子筛干燥系统中干燥。为了保证连续操作，提供两台裂解气干燥器，一台在线，另一台进行再生。干燥器出来的裂解气在进入高压脱丙烷塔之前要进行过滤。裂解气气相干燥器设计在再生前运行30小时。另外，设计一个保护床，保证在再生前运行6小时。干燥剂期望最大寿命为5年。烃凝液也在两台分子筛干燥系统干燥中。为了保证连续操作，提供两台液相干燥器，一台

28、在线，另一台进行再生。烃凝液在进入高压脱丙烷塔底前进行过滤。液相干燥器设计在再生前运行168小时，干燥剂期望的最大寿命为5年。5.1.3 再生部分再生部分包括：干燥器再生器进出料换热器，再生气加热器，再生气冷却器以及干再生气缓冲罐。来自界区外的天然气用于周期性地再生下列设备：裂解气气相干燥器烃凝液液相干燥器乙炔转化干燥器乙烯产品干燥器丙烯产品保护床再生气在送到用户之前用热的再生气和高压蒸汽进行加热，从用户来的再生气用再生器进出料换热器和再生气冷却器进行冷却，冷却后的再生气送到再生气缓冲罐除去水，然后送到火炬系统，从再生气缓冲罐来的凝结水送到界区外急冷塔。5.1.4 脱丙烷和乙炔加氢系统脱丙烷塔

29、系统包括两个塔，每个塔在不同的压力下操作，从裂解气气相干燥器来的裂解气和从烃凝液液相干燥器来的烃液进入高压脱丙烷塔。高压脱丙烷塔塔顶操作温度为16，塔顶操作压力为1.835MPag，塔底操作温度为80。来自高压脱丙烷塔塔顶冷凝器的凝液为高压脱丙烷塔提供一部分回流，来自高压脱丙烷塔的含有碳3组分的轻组分的塔顶物流送到压缩机4段。高压脱丙烷塔底物流用冷却水冷却后送到低压脱丙烷塔，来自低压脱丙烷塔的塔顶物流用丙烯冷剂全部冷凝，凝液用于高压和低压脱丙烷塔的回流。从低压脱丙烷塔来的塔底物流含有碳4和较重的组分作为脱丁烷塔的进料。低压脱丙烷塔塔顶操作温度为15，塔顶操作压力为0.762MPag，塔底操作温

30、度为82。高压脱丙烷塔用低低压蒸汽作为加热热源。低压脱丙烷塔正常时用急冷水作为加热热源，开工或急冷水不正常时用低低压蒸汽作为加热热源。来自高压脱丙烷塔的塔顶物流在压缩机4段压缩到3.15MPag，压缩的物流通过给脱甲烷塔再沸器和乙烯分馏塔再沸器提供热量而急冷，裂解气物流用丙烯冷剂深冷到-37，在脱甲烷塔进料罐中部分冷凝，液体和气体进到脱甲烷塔。高压和低压脱丙烷塔中要加入阻聚剂。5.1.5 脱甲烷塔来自脱甲烷塔进料罐的汽相和凝液进到高压脱甲烷塔适当的床层，来自丙烯精馏塔底的丙烷洗物流进入脱甲烷塔前，用尾气及-24级别的丙烯冷剂过冷，丙烷洗液与脱甲烷塔顶回流混合后进到脱甲烷塔塔顶。由于用丙烷洗和4

31、段压缩，脱甲烷塔在足够高的压力下操作，用-40的丙烯冷剂，减少了脱甲烷塔顶物流的乙烯损失。脱甲烷塔塔顶操作温度为-10，塔顶操作压力为2.64MPag，塔底操作温度为11。脱甲烷塔利用用裂解气进行再沸。包含碳2 和碳3的塔底物流分成两股物，一股脱甲烷塔底物流送到脱乙烷塔作为上部进料，另一部分用于冷却裂解气压缩机3段排出罐物流并作为脱乙烷塔下部进料，脱甲烷塔塔顶物流在尾气换热器中被加热后送到界区外。5.1.6 脱乙烷塔和乙烯精馏塔脱甲烷塔的塔底产品分成两股物流作为脱乙烷塔的进料，脱乙烷塔顶物流直接作为乙炔加氢反应器（一台运行，一台备用）进料，加氢用的氢气由装置外供应，加氢后的碳二物流作为乙烯精馏

32、塔的进料，脱乙烷塔回流由-24丙烯冷剂作为冷凝介质，正常生产时再沸介质为甲醇制烯烃单元来的水洗水。开工或水洗水不正常时用低低压蒸汽作为加热热源。脱乙烷塔塔顶操作温度为-20，塔顶操作压力为2.392MPag，塔底操作温度为63。乙烯精馏塔有一个塔底再沸器和一个中间再沸器，以便从塔内回收最大冷量。中间再沸器用-24的丙烯汽相作再沸介质。主再沸器的热量由裂解气提供，塔顶物流用-40的丙烯冷剂冷凝。从回流罐来的液体全部分作为塔的回流，聚合级的乙烯产品从塔的第7层塔板，抽出，自压到界区外的贮罐。乙烯精馏塔塔顶操作温度为-34，塔顶操作压力为1.625MPag，塔底操作温度为-12。乙烯产品靠乙烯塔自压

33、到乙烯球罐（界区外），乙烯液体从球罐用泵加压到界区压力，用丙烯冷剂加热后作为气体产品送到PE装置。乙烷从乙烯精馏塔底抽出，在尾气换热器中加热气化后送到界区外燃料气系统。5.1.7 丙烯精馏塔丙烯精馏系统用两塔系统将进料分成聚合级丙烯以及丙烷。塔的操作压力要保证2号丙烯精馏塔的塔顶物流能用冷却水来进行冷凝。正常生产时，第一丙烯精馏塔再沸器的热量由急冷水提供，第二丙烯精馏塔再沸器由水洗水提供。非正常时第一丙烯精馏塔用低低压蒸汽作为加热热源。聚合级的丙烯产品用冷却水冷到38，然后通过丙烯产品保护床送到界区。丙烯产品保护床系统由两台床层构成，一台操作，一台备用，用于除去甲醇和其他氧化物。第二丙烯精馏塔

34、塔顶操作温度为46，塔顶操作压力为1.791MPag，塔底操作温度为52。第一丙烯精馏塔塔顶塔底操作温度为59。从丙烯精馏塔1号塔底抽出的丙烷被分成两股物流，一部分丙烷物流被冷却后送到脱甲烷塔作为丙烷洗液，而剩余的丙烷在尾气换热器中换热后送到界区外的燃料气系统。5.1.8 脱丁烷塔含有碳4和较重组分的低压脱丙烷塔底物流作为脱丁烷塔的进料。脱丁烷塔塔顶物流用冷却水冷凝，塔底物流用低低压蒸汽进行再沸。从脱丁烷塔回流罐来的一部分液体作为回流回到塔内，一部分作为混合的碳4产品。塔底C5+产品加压到界区压力并用冷却水冷却到38送到界区外。脱丁烷塔塔顶操作温度为46，塔顶操作压力为0.357MPag，塔底

35、操作温度为132。5.1.9 丙烯制冷系统丙烯制冷系统是封闭的、用蒸汽透平驱动的三级压缩的离心压缩机系统。系统提供三个级别的冷量:-40、-24和7。对应的压力0.031MPag 、0.159MPag和 0.607MPag分别为冷却水用于冷却压缩机三段出口气相丙烯。丙烯冷剂通过乙烯产品汽化器继续过冷。压缩机每一级压缩机都设有吸入罐，分离出的液相去每个冷剂用户，同时防止气相在进入压缩机时夹带液体。5.2 工艺流程图（见附件1）5.3 操作参数（见表5.31、表5.32） 表5.31 操作参数表1 顶压力（MpaG）底压力（MpaG）顶温度（）底温度（）塔顶底关键组分（V）水洗塔T4010.766

36、0.77437.5痕量醇（顶）碱洗塔T4020.6860.72442.5痕量有机酸（顶）高压脱甲烷塔T5011.8351.8641680碳四3.53（顶）低压脱甲烷塔T5020.7620.7911580碳三0.23（底）脱甲烷塔T5032.642.665-1011回流罐的气相中乙烯含量3.5%（mol）甲烷0.01（底）脱乙烷塔T6012.3922.465-2063碳三0.03（顶）乙烷0.01（底）乙烯精馏塔T6021.6251.702-34-12乙烯99.95（顶）乙烯0.5（底）丙烯塔1T6031.9261.97252.259.0丙烯5（底）丙烯塔2T6041.7911.9254652.

37、1丙烯99.6（顶）脱丁烷塔T6050.3570.39546132大于C5组分0.5%(wt)顶小于C3组分0.5%(wt)顶小于C4组分0.5%(wt)底表5.32 压缩机操作参数表设备名温度压力MPag裂解气压缩机一段吸入罐420.034裂解气压缩机二段吸入罐380.238裂解气压缩机三段吸入罐40.40.678丙烯制冷压缩机一段吸入罐70.607丙烯制冷压缩机二段吸入罐-240.159丙烯制冷压缩机三段吸入罐-400.0316 装置主要设备简介6.1 主要设备操作、设计参数和工艺特点本装置烯烃分离单元原料为甲醇制烯烃单元生成的烯烃，将烯烃经过分离得到聚合级乙烯和聚合级丙烯分别供给下游PE

38、和PP装置。本装置工艺介质为烃类物质，多为可燃和易燃物质，大部分介质的毒性程度为轻度危害,部分介质毒性程度为中度危害，具有腐蚀性。本装置设备中中压容器居多，低温设备也较多。最高设计温度可达535C，最低设计温度为115C，最高设计压力为7.0MPa。本装置中低温设备较多，其中设计温度为45C的设备有37台，45C101C的设备有1台，101C以下设备有1台，涉及材料品种较多。1、塔类设备本装置中共有10台塔，其中有2台为填料塔，其余8台都是板式浮阀塔。其中160T603第一丙烯精溜塔和160T604第二丙烯精馏塔相对较大，尺寸分别为6500X49500和7600X88500。板式塔中，160T

39、603第一丙烯精溜塔和160T604第二丙烯精溜塔为多溢流（四溢流）塔盘，其余为单溢流或双溢流塔盘。塔中有三台设计温度达45C的低温塔器，分别为160T601脱乙烷塔、160T602乙烯分馏塔和160T503脱甲烷塔。2、换热器本装置中有2台电加热器，1台套管式换热器，其余都为管壳式换热器。管壳式换热器中多采用浮头式和U形管式，大型换热器也较多。换热面积大于1000M2的有16台。其中160E606A,B、160E611A,B、160E614A,B、160E701A,B单台换热面积分别达到5972M2、4368M2、8578M2和8540M2。管壳式换热器绝大部分都为卧式容器，只有8台为耳座支

40、撑立式容器。3、反应器本装置中共有2台反应器，一台在操作工况下另一台进行再生或备用。4、储罐本装置中压力储罐一般为立式或卧式，带椭圆封头储罐。其中有10台低温容器，有两台容器设计温度低于-45C,分别为160V706丙烯冷剂压缩机排污罐设计温度为-55C, 160V801冷焰罐设计温度为115C。5、干燥器本装置中共有7台干燥器，均为立式容器，其中有1台160D601乙烯干燥器为低温容器，最低设计温度为-45C。6.2 设备选材要求本装置工艺介质为烯烃类物质，腐蚀性一般，静设备材质多选用碳钢。但设备的设计温度范围大，最高达535C，最低达-115C。因而在设备的选材上，主要按不同的设计温度选用

41、不同的材料。各温度段主要部件材料的选用原则如下：1) -20C T设 350C， 16MnR；2) -40C T设 -20C， 16MnDR；3) -45C T设 -40C， SA516Gr60+S5；4) -100C T设 -45C，采用不锈钢；5) T设 -100C, 采用不锈钢；6）350C T设 550C， 采用耐热钢；7) 工作介质为酸、碱、硫化物等腐蚀性物料，应采用相应的耐腐蚀材料。6.3 设备制造、检验、包装和运输的特殊要求本装置中，塔器超限设备较多，160T402碱/水洗塔、160T503脱甲烷塔、160T601脱乙烷塔、160T602乙烯分馏塔、160T603第一丙烯精馏塔和

42、160T604第二丙烯精馏塔尺寸都超过运输限制条件，因此需分段或分片运输至现场，在现场进行组焊，拼装。超限设备详情见下表：表6.31 烯烃分离装置超限设备一览表位号直径(mm)长度(mm)重量(T)160T402300052000188160T5031200/2400/290055300177160T601330052300286160T602320068100280160T603650049500827160T60476008850018266.4 设备一览表（见附件2）7 装置主要控制回路简介7.1 主要控制回路说明7.1.1 160T501塔釜液位与釜液流量串级控制：回路图：说明：LC5

43、01：160T501塔釜液位控制FC502：160T501塔底流量控制正常操作时，LC501投AUT，FC502投CAS。7.1.2 160T501塔灵敏板温度与再沸器加热蒸汽流量串级控制：回路图：说明：TC503：160T501塔灵敏板温度控制FC501：160T501塔再沸器加热蒸汽流量控制正常操作时，TC503投AUT，FC501投CAS。7.1.3 160T501塔顶回流罐液位与塔顶冷凝器液位低选超驰控制：回路图：说明：LC504：160T501塔顶回流罐液位控制LC503：160T501塔顶冷凝器液位控制正常操作时，LC503投AUT，LC504投AUT。7.1.4 160T502塔釜液位与釜液流量串级控制：回路图：说明：LC505：160T502塔釜液位控制FC505：160T502塔底流量控制正常操作时，LC505投AUT，FC505