乙烯装置分离工段脱乙烷塔工序工艺设计.docx

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1、乙烯装置分别工段脱乙烷塔工序工艺设计1.1 设计概述第一章 文献综述本设计是对年产 10 万吨乙烯装置裂解分别工段的设计。该设计是以*石油公司乙烯裂解装置为依据，同时做了局部改动。本设计以石脑油为原料，管式炉裂解的方法生产乙烯。主要对脱乙烷塔进展了物料衡算和热量衡算，并对其进展了工艺参数确实定以及设备尺寸计算与选型。本设计中裂解炉选用的是鲁姆斯公司的 SRT 型裂解炉， 脱乙烷塔承受的是筛板塔。整个设计工作持续了近 4 个月，在指导教师的帮助下，我们去*乙烯厂进展了毕业实习，参观了实际生产设备，在工厂教师的细心讲解下，对生产流程有了较深刻的了解。回来后查阅了大量的文献资料和相关书籍，对理论学问

2、有了更深的生疏，并应用到毕业设计当中，顺当的完成了设计。1.2 乙烯等主要产品和主要副产品的性质、用途和质量规格1.2.1 聚合物乙烯本装置生产的乙烯产品送往下述装置：聚乙烯装置、环氧乙烷装置、聚丙烯装置、对二甲苯装置。性质：常温常压下为无色可燃性气体，略具烃类特有的臭味，冰点169.4沸点103.8、比重：气体空气=10.9852、粘度 0.000093Cp,在空气中的爆炸极限：上限为 1629体积分数，下限为 33.5体积分数。规格乙烯99.9wt最小氢气1ppmwt最大乙炔5ppmwt最大一氧化碳5ppmwt最大二氧化碳5ppmwt最大氧1ppmwt最大硫按 H2S1ppmwt最大甲烷5

3、00ppmwt最大饱和烃总量1000ppmwt最大烯烃50ppmwt最大甲醇10ppmwt最大大气压下露点60用途：乙烯为石油化工根本原料之一，乙烯可以制备多种有机原料，如乙醇、乙醛、醋酸、环氧乙烷等，也可以作为合成材料的单体，如聚乙烯等。1.2.2 聚合级丙烯装置生产的聚合级丙烯送往聚丙烯装置，局部产品送往对二甲苯装置，作为冷剂。性质：常温常压下为无色可燃性气体，微具烃类特有的臭味，沸点47.7，凝固点185.25，液体的比重d204 乙醇和乙醚，微溶于水。规格0.5139,零度时气体比重空气=11.46，可溶于纯度99.5V最小氢50ppmwt最大乙烯300ppmwt最大乙烷1000ppm

4、wt最大丙炔10ppmwt最大丙二烯10ppmwt最大丁二烯10ppmwt最大丁烯50ppmwt最大硫1ppmwt最大水丙烷5ppmwt最大丙烷余量最大用途：丙烯是石油加工的根本原料之一，它可以生产多种重要的有机化工原料，如丙烯腈、环氧丙烷、异丙醇、甘油等，也可直接合成材料聚丙烯的单体，丙烯在炼油工业上是制取叠合汽油的原料。1.2.3 主要副产品的性质，用途和质量规格。1.2.3.1 富 H2 气体装置所产生的富 H2 气体除本装置加氢外，局部气体送往汽油加氢和环己烷装置。纯度一氧化碳水1.2.3.2 丙烷90V最小10ppmV最大环境温度下饱和性质：无色气体，气体的相对密度 1.56空气=1

5、，液体的相对密度 0.5310，微溶于水。化学性质很稳定，不简洁发生化学反响，与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限 2.49.5体积。规格丙烷70.53丙烯29.47丁烯200ppmwt wtwt最大用途：丙烷是裂解制造乙烯和丙烯的原料也可用作燃料和冷冻剂，在有机合成中， 可用于制备氧化合物和低级硝基烷等。1.2.3.3 C4 馏分装置所产生的 C4 馏分送往界区外贮罐。规格丙烷+丙烯各 200ppmwt最大丙二烯200ppmwt最大1，3 丁二烯41.6wt丁烯55.6wt炔烃3000ppmwt用途：1，3 丁二烯为 C4 馏分中的主要成分，可将其提纯，用于合成橡胶，与多种化合物共聚制造各种合成

6、橡胶和合成树脂，丁二烯又是多种涂料和有机化工产品的原料。1.2.3.4 裂解汽油C41000ppmwtC523.6wtC625.7wtC717.1wtC812.0wt装置生产的裂解汽油送往汽油加氢装置。规格-最大C4-9胶质酸性硫总硫21.530mg/100ml30ppm200ppmwtwtwtwt用途：裂解汽油烃一段加氢可作为高六烷值汽油组分。1.2.3.5 裂解焦油规格闪点闭口粘度50比重1020 BMCI 值70mm2/s501.01110用途：可用作燃料，还可用于建筑方面，同时也是生产炭黑的良好原料。1.3 国内外乙烯工业的现状和进展前景乙烯是石油化工根底原料之一，乙烯产量的大小是衡量

7、一个国家石油化工进展水平的重要标志。中国乙烯工业经过四十多年的进展、已具有确定的生产力气、积存了丰富的阅历、培育了一大批懂生产会治理的人才、并争论和开发了一批技术成果。目前世界上乙烯生产的主要技术是管式炉蒸汽热裂解和挨次深冷分别流程，生产装置趋于大型化、1979 年世界第一套 72.5 万吨/年乙烯装置在美国德克萨斯州迪尔帕克建成，现在已能设计出百万吨级规模的乙烯装置，但由于原料供给不易稳定，设备制备等方面的问题，使使连续大型化优越减弱，因此一般装置的规模都在4060 万吨/年。就乙烯生产的布局来看，虽然拉美，非洲及亚太地区的乙烯生产力气有了飞速的发展，但目前还属美国、西欧、日本三个地区和国家

8、的乙烯生产力气较高、占世界的70。我国的第一套乙烯装置是兰州化学工业公司合成橡胶厂 5250 吨/年乙烯装置，1962 年元旦试车成功。我们乙烯工业就跻身于世界主要乙烯生产国之列，生产技术水平已到达八十年月国际先进水平。近年来，各乙烯生产国均承受技术、工艺、材料、设备、对原乙烯装置进展改造，以提高收率，增加生产力气，扩大原料的灵敏性，降低能耗和物耗，最终到达提高经济效益的目的。就国内而言，我国已经把基点放在生产力气上，通过内涵挖潜，使现在装置的效益得到充分的发挥。我国的乙烯工业应当相对集中于沿海、沿江地区，同时，建设乙烯还有工业根底和人员素养等问题，因此依托老企业建是有利的。随着科技的进步，技

9、术、材料的消灭，乙烯工业的前景会更加光明。其次章 乙烯生产方法选择和工艺流程确实定2.1 乙烯的主要生产方法2.1.1 烃类热裂解法生产乙烯早在三十年月就开头对石油烃高高温裂解生产烯烃技术进展争论，并在四十年月初建成了管式炉裂解生产烯烃的工业装置，经过五十多年的进展，石油烷烃经管式炉热裂解生产乙烯的方法至今仍在乙烯生产中占统治地位，乙烯产量占世界乙烯生产的99以上。主要裂解方法：（1） 蓄热炉裂解 该裂解方法是以蓄热砖为热载体使石油烃裂解制烯烃的技术。五十年月初实现工业化，由于其收率低，能耗大，污水量大，因而除国内的一些小乙烯企业尚在使用之外，国外已关闭停产。（2） 流淌床裂解 该裂解方法是在

10、催化裂化技术根底上进展的烃类裂解技术。TPC 法、Lurgi-Rubrgas 砂子炉法，BASF 流淌床法，K-K 法均为代表性的流淌床裂解技术。（3） 流化床局部氧化裂解 该裂解方法是在流化床反响器中将空气或氧气混入原料烃，局部原料烃燃烧产生的热量供其剩余原料烃进展裂解反响也称为自然裂解法。其致命弱点是裂解气分别大大简洁，不行避开地将增加分别系统的投资和操作费用。因而该方法难以进展。高温水蒸汽裂解 该裂解方法是以水蒸汽为热载体，利用高温水蒸汽的热量为裂解反响供热，其关键是高温水蒸汽的发生。（4） 高温水蒸汽裂解 该裂解方法是以水蒸汽为热载体，利用高温水蒸汽的热量为裂解反响供热，其关键是高温水

11、蒸汽的发生。（5） 管式炉裂解 该裂解方法是以间壁加热方式为烃类裂解供给热量。通常、首先在对流段中将管内的烃类和水蒸汽混合物预热至“开头”裂解的温度。将烃 /水蒸汽混合物送至高温辐射管连续开高温度，以进展裂解。该方法是国内外普遍承受的裂解方法。（6） 加氢热裂解 该裂解方法是以管式炉裂解技术为根底用氢气代替水蒸汽做稀释剂的裂解技术。（7） 催该裂解 该裂解方法是在催化剂存在条件下，对石油烃进展高温裂解的过程，该方法烯烃收率较高，同时芳烃的收率也有所提高炉内结焦也有限，因此该方法前景为光明。（8） 小结在烃类裂解生产乙烯的各种裂解方法中，对轻烃、石脑油、煤油、轻柴油、甚至局部重柴油等裂解原料，至

12、今仍是管式炉热裂解法在工业生产中占确定优势。当使用减压柴油或常压重油作裂解原料时，催化裂化法显示出相当的竞争力。估量，在重质油裂解方面，催化裂化法前途格外可观。裂解气的分别法（1） 深冷分别法 由于裂解气中的氢及不同碳数烃的沸点不同，可以利用各组分相对挥发度的不同，在不同温度条件下承受精馏方法进展分别，这种承受低温精馏分别裂解气中甲烷和氢的方法，称为深冷分别法。目前大都承受此种分别方法。（2） 油吸取分别法 油吸取法是利用吸取剂如碳三碳四馏分吸取裂解气中分别出甲烷和氢（3） 其它分别方法 工业上曾承受活性炭吸附分别方法回收低浓度乙烯气体中的乙烯。在此根底上，日本神户制钢所曾对裂解气的吸附分别法

13、进展争论，目的是用活性炭吸附分别装置分别高温裂解联产乙烯和乙炔的裂解气。其中试装置所得乙烯和乙烯的回收率为 8590.由于经济性差，难于实现工业化。2.1.2 乙烯生产的其它方法除烃类裂解生产乙烯和丙烯外，由炼厂气回收乙烯和丙烯，也是工业上生产烯烃的主要来源之一。此外，承受丙烷催化脱氢的工艺由丙烷生产的丙烯技术也实现了工业化，近来在乙烷脱氢生产乙烯方面的争论也取得进展。在石油化工进展的早期，由乙醇脱水制乙烯和焦炉气深冷分别回收乙烯，均为乙烯工业生产的途径之一。随着碳一化学的进展，由合成气制乙烯或以合成气经甲醇制乙烯的生产路线受到广泛的重视，近期，以甲烷偶合氧化制乙烯的争论又取得很大进展。但是，

14、在油价相对稳定的状况下，估量在相当时期中，碳一化学的乙烯生产路线，尚难与烃裂解竞争。2.2 *乙烯厂乙烯生产工艺技术简介2.2.1 装置简介*乙烯以石脑油为原料，管式炉裂解来生产乙烯。*乙烯装置承受美国鲁姆斯专利技术，由加拿大公司总承包，日本东洋工程公司负责工程设计。本装置包括两套工艺单元：即乙烯单元和汽油加氢单元。以丙烷馏分、丁烷馏分、重整液化气、重整泊头油、直流石脑油及不凝气、粗丙烷为原料。承受五台 SRT-型裂解炉和一台CBL-型裂解炉裂解，经急冷、压缩、挨次深冷分别等工序年产 14 万吨/聚合级乙烯、6 万吨/年聚合级丙烯及 4.8 万吨/年加氢汽油。同时装置还设有水精制、热水和污水处

15、理三套关心装置。2.2.2 根本原理 裂解烃类裂解过程是一个格外简洁的化学反响过程，对于石脑油的裂解，因其组分简洁，目前尚未得出统一结论，一般包括下述局部：链烷烃的裂解生成乙烯，丙烯的反响。丙烯、丁烯的裂解，加氢生成乙烯，甲烷的反响。烯烃或二烯烃的聚合环化反响。环烷烃的脱环基反响，开环裂解反响。环烷烃的开环脱氧反响，脱氢反响。烷基芳烃的脱烷基反响。芳烃的重缩合反响，生成多环芳香族烃反响，连烷烃的裂解目前认为是游离基的连锁反响。乙烷裂解：连锁开头：C2H+ C H 2CH+ C H626连锁传播：C2H + CH CH326+ C H 63425524C2H C H + H610C2H + HC

16、2H + H525连锁停顿：C2H+ C H25C5H石脑油裂解：3连锁开头：R1HR2+ R 1连锁传播：R2+ RR + R3HR3HRH + R 1H + R 12nR1CnH51+ R 44连锁停顿：R1+ R 生成物 分别 脱硫裂解气中酸性气体的去除在裂解气压缩机三、四段段间碱洗塔内进展，发生的中和反响如下：2H S +2NaOHNa2S+2H O2H S +Na22SNaHSCOS+2NaOHNaSC0ONa+Na2S2NaSC0ONa+2NaOHNa2CO3+HO+Na S22CO2+2NaOHNa2CO3+H O2SO2+2NaOHNa2SO3+H O 乙炔加氢本装置承受气相

17、C2 馏分产品选择性加法脱除乙炔，加氢反响是在含 Cat 存在下进展的，反响式如下：2242266主反响：C2H2+H C H +42.200 千卡/公斤分子副反响：C2H2+H C H +76.500 千卡/公斤分子2C H +H24C2H+33.8 千卡/公斤分子C2H22C+H2+54.500 千卡/公斤分子2C H22+H2高分子烯烃或固体聚合物+发热量选择催化剂加氢反响分三个过程第一：C 馏分及 H 从气相集中 Cat 外表，并在其上进展吸附，为到达选择性化加氢的目的，首先要求 Cat 对于乙炔的吸附力气大于对乙烯的吸附力气。其次：吸附的 C2 馏分在 Cat 上进展加 H，吸附的乙

18、炔和吸附的 H 原子加氢H 生成吸附的乙烯基，吸附的乙烯基发生歧化反响生成吸附乙烯。第三：生成的吸附乙烯进展而脱附为乙烯，为削减乙烯进一步加 H 生成乙烷，要求 Cat 对乙烯的吸附力气假设，即要求乙烯的脱附速度大于乙烯进一步加氢生成乙烷的脱附速度。 甲基乙炔及丙二烯的脱除装置利用液相 C 3产品选择性催化加氢的方法脱除甲基乙炔和丙二烯，Cat 为钯系Cat，反响如下：2626主反响：C3H4甲基乙炔+H C3H +38000 千卡/公斤分子C3H4丙二烯+H C3H +39600 千卡/公斤分子238248248副反响：C3H6+H C H +30.000 千卡/公斤分子C4H6+H C H

19、 +26.800 千卡/公斤分子C4H8+H C H +30.400 千卡/公斤分子C4H8高分子聚合物+发热量 CO 的脱除使用镍系 Cat 进展甲烷化反响脱除 CO2主反响：CO+3HCH + H O42422CO +4H2CH+ 2H O226副反响：C2H4+H C H2.2.3 工艺流程 原料的预处理4来自界区外的C+拔头油和石脑油物料热交换器EA-181C4+TOP、EA-182NAP加热到 60进入裂解炉。 原料的灵敏性气态原料，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：表 2-1工况 1、2、3、4 裂解生产操作组态操作炉/炉管

20、数目物料数乙烷1112丙烷333乙烷/丙烷2213乙烷/液化气223丙烷/液化气223C +拔头油98993石脑油2573炉管数161620205裂解炉数44555工况 1工况 2工况 3工况 4每组原料连接的管4 裂解和急冷供给 5 台 SRT-IV HS 裂解炉及 1 台 CBL-型炉，5 台裂解炉为正常操作，一台作为备用。在清焦期间备用炉可以连续进展操作以到达最大生产力气。来自于罐区的液体物料加热到 60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 的颖丙烷相混合，作为裂解炉的原

21、料。来自界区外的颖液化气在进入裂解炉之前用 EA-117 低压蒸汽汽化。以 SRT-IV HS炉为例，到全部裂解炉的每根炉管的烃进料都有流量把握，烃首先在对流段的最上部盘管中预热，再注入稀释蒸汽，然后烃与稀释蒸汽的混合物在进入辐射段炉管发生裂解反响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中，把握出口温度：820880，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 126 kg/cm2.G 的蒸气，到每个汽包的锅炉给水用急冷油来自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

22、的对流段过热器盘管中过热到 525，用锅炉给水注入到局部过热蒸汽中的方法把握过热器出口的温度。减温后，蒸汽返回对流段最终过热到预期的温度。设计的裂解炉总的热效率约为 95%，对于全部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，也能烧富甲烷燃料气。正常状况下气体燃料是氢气-甲烷混合物，底部烧咀供给炉子所需总热量的 60%，余下的热量由侧壁烧咀来供给。来自 TLE 的裂解炉流出气体集合到输送线的总管中，用油急冷后送到汽油分馏塔(DA-101)。在汽油分馏塔 DA-101，裂解气被进一步冷却，裂解燃料油产品在汽油分馏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，EA-1

23、24 被用来发生稀释蒸汽。分馏塔用在急冷塔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。汽油分馏局部包括一个起粘度把握作用的燃料油汽提塔 DA-103，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馏分，然后将这些馏分返回到汽油分馏塔中来实现这一目的，这种方法可使循环急冷油富含中间馏分，因此可保持低粘度、离沸点.汽油分馏塔塔底设计的正常操作温度为 185， 塔顶 98110。燃料油汽提塔塔底物料同汽油分馏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。从汽油分馏塔侧线采出

24、裂解柴油和 C9-200馏分，分别在 EA-757、EA-767 用急冷水冷却。然后送到燃料油系统 FB-752。汽油分馏塔塔顶物料进入急冷塔，与循环水直接逆流接触进展冷却和局部冷凝。急冷塔的热的循环水供给应工艺过程低值热源，即 FA-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，丙烯精馏塔主和侧再沸器 EA-430 和 EA-425 和甲烷汽提塔再沸器 EA-421。急冷水 EA-130A/B，EA-131A、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-201。汽油在急冷塔内冷凝，在塔底与循环急冷水和冷凝水

25、相分别与局部烃凝液返回到汽油分馏塔做回流，余下局部一粗裂解汽油经 EA415 冷却被送到贮罐用作裂解汽油加氢的原料。 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DA-105。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烃类。来自工艺水汽提塔的塔顶气相在回急冷塔之前用EA-132 冷却，液相用急冷油在稀释蒸汽发生器中汽化，在 DS 分别罐 FA-115 中分别发生的蒸汽在 EA-128 中用中压蒸汽过热，再重返裂解炉中(BA101BA-106)用作稀释蒸汽。 裂解气压缩、碱洗、裂解气枯燥和凝液汽提急冷塔塔顶馏出

26、物在五段离心式压缩机中从 0.31kg/cm2.G 压缩到 37kg/cm2.G，在 EA-203A/B、EA-204A/B、EA-205A/B、EA-207、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颖丙烷物料进一步冷却。在一、二段间有一汽油汽提塔，将二段中的大局部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。来自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

27、 及开工冷却器 EA-209(以丙烯冷剂做补充 )，然后在分子筛床层上枯燥，供给两个枯燥器FF-201A/B，当一个枯燥器进展循环再生时另一个枯燥器在流程上使用。枯燥器用甲烷气再生。枯燥后的裂解气在 15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 送到枯燥器进料器 EA-211 加热，同液态烃一起在枯燥器进料分别罐 FA-207 被分别。大局部的轻烃被闪蒸掉，剩下的液体同压缩机五段出口来的烃一起被送到凝液汽提塔 DA-202，顶温应保持在 26.530.

28、5，底温保持在63.475.9，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回四段吸入罐 FA-205，塔底物料被送回 2#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回第三段吸入罐 FA-204，依此类推则被冷凝的液体(烃和水)排回其次段吸入罐 FA-202，在这个罐中，被冷凝下来的烃和水送至 FA-251，在此把液态烃和水分别开。液态烃送到

29、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-104。通过在压缩机各段吸入口喷入洗油来把握压缩机的结垢。汽化颖丙烷使五段吸入口冷却，以削减第五段的结垢。 裂解气激冷来自苯洗塔回流罐 FA-208 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-311，被逐步冷却到大约-72。收集到脱甲烷塔 1#分别罐 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 1#分别罐的裂解气通过与尾气和最冷级乙烯冷剂(EA-31

30、2X、EA-313)换热至冷到-101，在 2#分别罐 FA-305 中形成的凝液被直接送到脱甲烷塔 DA-301。气体在冷箱 EA-309X 中与脱甲烷塔塔顶物料和回流物料、氢气、甲烷尾气、换热和汽化局部液态甲烷进展冷却，然后送至第 3#分别罐 FA-306。来自这个罐的液体在局部汽化后，被直接送到脱甲烷塔 DA-301。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%(mol)。氢气在一个绝热的焦耳 -汤姆森交换系统 EA-408X、EA-308X、EA-309X、EA-312X、EA-314X、EA-316X、EA-321X 中进展，这个系统所需的冷量是液态甲烷被低压汽化

31、供给的。焦耳-汤姆森膨胀系统产生富甲烷液体物流，其在燃料气压力下 汽化和被重加热而供给冷量。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 288、出料 313，催化甲烷化，氢气然后在分子筛枯燥系统 FF-301A/B 温度为 15、入口压力 31.3kg/cm2.G，产生的用于脱砷单元DC-101、DC-102，乙炔转化器 DC-401A/B、MAPD 转化器 DC420A/BC、汽油加氢单元 DPG、丁烯装置和输出。少局部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。 脱甲烷塔 DA-301来自裂解气激冷系统

32、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展操作，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枯燥器再生的要求。把握塔顶温-134，釜温为 54。脱甲烷塔的侧线和塔底的再沸器都用裂解气进展加热(在 EA-319、EA-317)塔底产品首先用乙烯和丙烯冷剂在 EA-314X、EA-316X 中进展二次加热，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，出口气体在激

33、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。供给两台往复式压缩机 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)用枯燥器再生然后被送往燃料气系统。 脱乙烷(DA-401)、乙炔加氢和乙烯精馏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，正常时供给一台急冷水再沸器EA-407，另外供给一个用低压蒸汽加热的再沸器EA-401、DA-401 压力把握在24kg/cm2.G、釜温 65.6。在带有中间冷却的三床层乙炔转化器 DC-401 中，用选

34、择加氢方式从脱乙烷塔DA-401 塔顶产品中脱除乙炔生成乙烯和乙烷，供给一台备用的转化器和中间冷却器， 以便在不连续连续操作的条件下进展催化剂的再生 (用过热蒸汽和空气的混合气再生)。将所需要的氢气参与到脱乙烷塔塔顶物料中，然后整个物流通过与乙炔转化器EA-437A/B 出料和低压蒸汽 EA-438 换热进展预热。通过第一个催化剂床层，进料3580，出料 91150温升与进料中的氢气百分含量成正比。供给一个安全监视器，以便在反响器温度过高时切断氢气。第一床层的出料被冷却器 EA-443A/B 冷却进入绿油分别罐脱出绿油再同更多的氢气混合，然后通过其次个催化剂床层，进料 3593，出料 4712

35、7，其次个床层的出料被 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 1g/g 的乙炔，同 EA-444 冷却水和转化器 EA437A/B 进料进展换热冷却。在加氢过程中，一小局部乙炔转化成叫绿油的聚合物，这种物质阻碍乙烯分馏塔进料的正常枯燥，这种枯燥必需避开结冰。在绿油吸取罐 FA-408 中，通过罐中气体与从乙烯精馏塔侧线采出的乙烯/乙烷液态物流相接触，脱除绿油。把握绿油罐温度-28-26，绿油吸取罐底含有绿油的液体被循环送到脱乙烷塔 DA-401，所含有的绿油同脱乙烷塔塔底物料一起被送到脱丙烷塔 DA-404，最终留在粗裂解汽油中。从绿油罐的罐顶出

36、来的气体经过一个用分子筛枯燥的乙烯枯燥器 FF-401，到乙烯精馏塔 DA-402。乙烯精馏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、压力 17.5kg/cm2.G(釜)。排放气体中主要是来自乙炔转化器的过量氢气。被循环到裂解气压缩机。供给一个排放气冷凝器 EA-436，以使循环物流的乙烯含量减至最小。乙烷从乙烯精馏塔底部被分别，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，循环回裂解炉。从塔的侧线采出的液态乙烯产品被直接送到储罐 FB-80

37、1A/C.用输送泵从今罐中采出产品。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。还供给一个等量的备用的乙烯产品蒸汽加热器EA-447。 脱丙烷塔(DA-404、DA409)和脱丁烷塔(DA-405)这局部的目的是从脱乙烷塔塔底和凝液汽提塔塔底的物料中分别 C3 组分及从剩余的汽油组份中回收混合 C4 馏分。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、DA-409 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。含有所产生的大局部 C3 馏分的脱乙烷塔(DA-4

38、01)塔底物料被送到 1#脱丙烷塔 DA-404.这个塔的操作压力 15.3 kg/cm2.G，可使塔底蒸汽用冷却水全部冷凝。侧线再沸器EA-417 的热量由急冷水供给，塔底再沸器EA-410 热量由低压蒸汽供给。1#脱丙烷塔塔底含有的 C3 组分保持足够的低温，以防止过多的结垢。纯洁的塔顶产品用泵送到MAPD 转化系统 DC-402A/C。釜温把握在 78，顶温 40。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

39、 6.lkg/cm2.G，再沸器 EA-432A/B 所需热量由低压蒸汽供给。2#脱丙烷塔在低压下操作使塔釜的结垢到达最小，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/B。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

40、-405压力 4.35kg/cm2.G、顶温 45、釜温 116。 丙炔、丙二烯加氢和丙烯精馏在这个局部，C3 物流中的 MAPD 在一个两床层的 IFP 系统中进展选择性加氢， 生成丙烷和丙烯。这个局部还包括汽提多余的未反响的氢气和甲烷的设施。纯脱丙烷塔塔顶液体通过分子筛枯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DC-402ABC。两个用于正常操作， 一个备用。按这种方式，在反响器再生时可不中断正常操作。MAPD 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被冷却至 38，同更多的氢气混合，通过其次段催化剂床层，出

41、料温度 57，含有缺乏 5g/g 的 MAPD，最终在丙烯精馏塔 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响器的温升。来自其次段的纯洁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 55，釜温 58，压力 22.6kg/cm2.G。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馏塔 DA-410、DA-411。丙烯精馏塔承受双塔系统，便于设备修理和操作。丙烯精馏塔把进料分别成聚合级丙烯蒸馏产品和塔底丙烷循环物流，选择的塔的压

42、力 18.4kg/cm2.G，使得回流物料可以用冷却水在 EA424 中冷凝。精馏塔再沸器的热量是由循环急冷水 EA-425 或 EA-430(低压蒸汽)供给的。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。DA-410 塔釜温度为52，塔顶温度 44.5。DA-411 的釜温度为 56，顶温 50。 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。此系统供给四个制冷级位：-40、-24、-7和 15。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。乙烯制冷乙烯制冷系统供给三个冷级:-

43、101，-75和-63。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-601。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 局部脱过热。出口气通过向乙烯精馏塔中沸器 EA-603 供给热量被进一步脱过热和冷凝。供给一台使用丙烯冷剂的开工冷凝器 EA-605 作为备用。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，再送进氧化反响器。在氧化反响器中，废碱同空气混合，废碱中的硫化钠在此反响器中， 在高的压力(大约 30kg/cm2.G)和温度(180)下，通过如下的放热反响而被氧化Na2S+2O2=Na2S

44、O4为了维持反响温度，反响器被通入高压蒸汽以增加反响热量。来自反响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。一局部送去作进一步处理、余下的被循环回废碱洗涤塔塔顶。裂解汽油加氢单元(DPG 单元)从 C 200裂解汽油中分别出 C 馏分，C 200组份，剩下的 C C组份，55968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。精馏二段液相产品以生产 C C产品供石油三厂作为芳烃抽提原料。68 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-