制乙烯的乙烯裂解炉生产原理加入稀释蒸汽是怎么样形成负压的？
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时间：2017-07-12 00:54
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乙烯装置工艺规程
乙烯装置 工艺技术规程Q/YZJ04-250.11-2000扬子石油化工股份有限公司烯烃厂 乙烯装置 工艺技术规程审批表扬 子 石 油 化 工 股 份 有 限 公 司年月日扬 子石油化工股份有限公司技术
处处长年月日扬子石油化工股份有限公司烯烃厂总工程师年月日扬子石油化工股份有限公司技术科科长年月日扬子石油化工股份有限公司烯烃厂乙烯车间主任年月日1 目录一、 二、 三、 四、 五、 六、 七、 八、 九、 十、装置概况 产品说明 原辅材料规格 公用工程条件一览表 生产工序 工艺流程叙述 工艺条件一览表 分析控制一览表 副产品及废物处理一览表 正常开停车及主要异常情况处理十一、 装置的主要联锁及重要机组设备的开停方法及维护保养 十二、 安全生产基本原则 十三、 设备一览表 十四、 工艺流程图及关键设备结构图2 一、装置概况 乙烯装置是 1979 年从日本东洋工程公司引进，于 1987 年 7 月建成投产，本装置利用常 压柴油（AGO） 、石脑油（NAP） 、HGO/HVGO 混合油、循环乙烷作为原料，通过高温裂解，深冷 分离出主产品乙烯和丙烯以及副产品混合碳四，碳三液化气，甲烷，氢气和加氢汽油。年产 30 万吨聚合级乙烯，16 万吨聚合级丙烯。1995 年 12 月装置生产能力改造扩大为年产 40 万吨 乙烯，18 万吨聚合级丙烯。 装置采用美国鲁姆斯公司的专利技术,裂解单元采用 SRT 型裂解炉； 分离单元采用深冷顺 序流程；裂解汽油加氢单元采用鲁姆斯 DPG 两段加氢技术。 本装置设计每年操作 8000 小时， 裂解原料消耗量为： 526800 吨/年、 AGO HGO/HVGO 396000 吨/年、混合石脑油 396000 吨/年、循环乙烷 108040 吨/年。 为确保安全及保护环境，设置有火炬装置 、污水处理装置。二、产品说明 2.1、乙烯： H H 2.1.1 分子式： C2H4 结构式： H C C H2.1.2 物理性质： 乙烯系无色气体，有窒息性醚类或淡甜的气味。项目名称 沸点液体比重 熔点 沸点 闪点 自燃点 临界温度 临界压力 临界密度 单位 D4 ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ Pa(G) kg/m3 t乙烯 0. -103.71 &-66.7 543 9.9 5.049*10 22763 比热(15.6℃常温) Cp/Cv 蒸发潜热(沸点) 低热值 高热值 在空气中爆炸范围 J/kg J/kg J/kg 10 （?）-2Cp=0.3622,Cv=0. 4.83*10 4.66*10 4.99*105772.7～362.1.3 化学性质：催化剂O 2CH2 CH2氧化反应：2C2H4+ O2250℃催化剂2C2H4+ O2CH3 CHOC2H4+ 3O22CO2+ 2H2O加成反应： C2H4+H2 ???????????????????????????????C2H6 H2SO4 ????????????????????????????C2H5OH80-85℃C2H4+H2O烷基化反应：AlCl3C2H5C2H4 +80-90℃催化剂聚合反应：nC2H4-(-CH2-CH2 -)-n2.1.4 产品规格：质量项目 单位 优级指标 一级指标4 乙烯纯度 甲烷+乙烷 碳三+碳三以上 乙炔 CO CO2 氧 硫(以 H2S 计) 水 氢气 甲醇 氯(以 HCL 计)10 ?-2?99.95 ?0.05 ?10 ?5 ?1 ?5 ?1 ?1 ?1 ?5 ?5 ?1?99.9 ?0.1 ?50 ?8 ?5 ?10 ?2 ?1 ?10 ?10 必要时测定 必要时测定10 ?-210 ?-610 ?-610 ?-610 ?-610 ?-610 ?-610 ?-610 ?-610 ?-610 ?-62.2、丙烯： H 2.2.1 分子式：C3H6 结构式： H C H H C H C H2.2.2 物理性质：丙烯系无色气体，有窒息性醚类或淡甜的气味，液体丙烯的沸点为 -47.7℃。与 NO2，N2O4，N2O 等起激烈的反应，也与氧化性物质起激烈的反应而发生爆炸。项目名称 沸点液体比重 熔点 沸点 闪点 自燃点 临界温度 临界压力 临界密度 比热(15.6℃常温) 单位 D4 ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ Pa(G) kg/m3 t丙烯 0.5 -47.7 &-66.7 455 91.89 4.54*10 232 Cp=0.3541,Cv=0.306965 Cp/Cv 蒸发潜热(沸点) 低热值 高热值 在空气中爆炸范围 J/kg J/kg J/kg 10 （?）-21.*10 4.58*10 4.89*105772～11.72.2.3 化学性质： 氧化反应： 2C3H6 + O2催化剂O 2CH2 CH CH3250℃2C3H6 + 9O26CO2+ 6H2O加成反应：C3H6+H2 ????????????????????????????????C3H8烷基化反应： C3H6 +AlCl3 CH 95℃ CH3CH3催化剂CH3 -(-CH-CH2 -)-n聚合反应：nC3H62.2.4 产品规格：质量项目 丙烯纯度 烷炔 乙烯 甲基乙炔和丙二烯 乙炔 一氧化碳 单位 L/L L/L ml/m ml/m ml/m ml/m3质量指标（优级品） 不小于 0.996 不大于 0.004 不大于 10 不大于 5 不大于 1 不大于 13336 二氧化碳 氧 丁烯+丁二烯 硫(以 H2S 计) 水 氢 甲醇 氯（以 HCL 计）ml/m ml/m ml/m3不大于 3 不大于 1 不大于 2 不大于 1 不大于 2.5 不大于 5 不大于 1 不大于 133mg/kg mg/kg ml/m3mg/kg ml/m32.3 加氢裂解汽油 2.3.1 分子式: C6H6、C7H8、C8H10结构式：、CH3CH3、CH32.3.2 物理性质：加氢汽油系无色有刺激气味的液体，30℃时外观光亮透明。主要组成为苯、甲苯、 二甲苯。 2.3.3 化学性质： AlX3 +RX R +HX烷基化反应：氧化反应： KMnO4CH3COOH+△ Pt，170℃加成反应： + 3H2 磺化反应： + 2.3.4 产品规格 H2SO4Ni，加压，加热 SO3H +H 2O质量名称 密度(20℃) 溴价目 双烯 水单位 kg/m3 gBr/100g gI/100g ------指标值 报告 不大于 0.5 不大于 0.2 无游离水7 砷 硫 C5 C9ug/kg mg/kg kg/kg kg/kg不大于 5 不大于 1 不大于 0.03 不大于 0.0152.4 产品用途： 乙烯和丙烯都是有机化学工业的基本原料，乙烯、丙烯及其衍生物，构成了三大合成材 料及其整个石油化学工业的基础。 本装置的主要产品乙烯用于生产低压高密度聚乙烯，环氧乙烷及乙二醇，并生产乙醛和 醋酸；丙烯产品用于本体法生产聚丙烯；加氢汽油供芳烃厂作芳烃抽提的原料；只经过一段 加氢的裂解汽油还可用作燃料； 联产品混合碳四送丁二烯抽提装置生产 1.3-丁二烯;湿氢外送 尤里卡装置;干氢外送塑料厂和自用;其它副产品裂解燃料油、裂解柴油、甲烷、富氢、碳三 液化气等作为工业炉燃料和民用液化气。碳五、碳九可用作石油树脂、溶剂油生产原料。 三、原辅材料规格序号 1 名称 轻石脑油 （LNAP） 2 石脑油 控制项目 密度（20℃） 馏程，干点 ASTM 比重 单位 Kg/m ℃ ℃3技术指标 500~660 ≤67 IBP 42±10 10% 63±10 30% 80±10备注50% 95±10 70% 90% EBP %(wt) H 113±10 140±10 207±10 约 15BMCI 约 10.5 g/cm (d4 ) 3 HVGO ASTM 比重 ℃ IBP 362±10 10% 370±103 20比重 0.71±0.018 30%401±1050% 432±10 70% 90% EBP 10 (wt) 10 (wt)-6 -6468±10 506±10 524±10 5±1 1±0.05S NBMCI 6-8 g/cm3(d420 ) 4 HGO ASTM 比重 ℃ IBP 276±10 10% 279±10 30% 287±10 比重 0.830±0.0150% 297±10 70% 90% EBP 10 (wt) 10 (wt)-6 -2307±10 319±10 326±10 2±0.05 1±0.03S NBMCI 16±4 g/cm3(d420 ) 5 阻聚剂 g/cm3(d420 ) ℃ ℃ mm /s(40 ℃) % % 6 缓蚀剂 g/cm (d43 202比重 0.817±0.01 密度: 0.9~0.95 凝固点: &-35 闪点: &70 粘度: 3-5 水份: &1 杂质: &0.02外观: 棕褐色粘稠液 体KM6069 ) ℃比重: 0.86-0.96 凝固点: &-10 溶解性: 油溶性 缓蚀率: &50℃闪点: ≤157抗氧化剂 ℃ g/cm (d4 )3 20外观: 褐色油状液体 凝固点: &-10 比重: 0.86-0.92 溶解性: 与芳烃类溶 剂混溶 胺值: &10 ℃(开口) 闪点: &65KM2028CHP(过氧化 氢异丙苯) % g/cm (d4 ) % %3 20外观: 淡黄色透明液 体 含量: 27~30 密度: 0.936 异丙苯:≤70 残氧: ≤0.3 PH 值: 3-4.5 % 杂质: (苯乙酮、二甲 基苄、α -甲基苯乙 烯)&2.59硫醇℃ ℃ g/cm (d4 ) mm /s(20 ℃)2沸点: 109.6±1.5 凝固点: -84.7±120DMDS3比重: 1. 粘度: 0.62 闪点: 1610 ℃(开口) 10 11 12 碱 甲醇 碳二加氢催 化剂 mm g/ml N/颗 %(wt) % 20±2 &99 组份 Pd/Al2O3 外观 土黄色球状 颗粒尺寸 Ф 2.5~5.0 堆积密度 0.74~0.88 压碎强度 &50 寿命 预计&3 年 13 碳三加氢催 化剂 mm g/ml N/颗 组份 Pd/Al2O3 外观 土黄色球状 颗粒尺寸 Ф 2.5~5.0 堆积密度 0.80~0.96 压碎强度 &50 寿命 预计&3 年 14 甲烷化催化 剂 Mm 组份 Ni/Al2O3 外观 黑灰色条状或 球型 颗 粒 尺 寸 Ф 6*5-10 g/ml m2/g % （条状）Ф 5*-8（球 状） 堆积密度 0.8~1.0 (条 状) 0.7~0.8g/ml(球状) 比表面积: 170-200 磨耗: ≤8 J10315一段汽油加 氢催化剂 g/ml m2/g N/颗LY860111 16二段汽油加 氢催化剂 g/ml m /g N/颗2组 份 : MoO3 CoO/ Al2O3 堆积密度: 0.630±30 比表面积: 220±20 抗体强度: &70 寿命 预计 3~5 年 组份: MoO3 NiO CoO g/ml m2/g N/颗 / Al2O3 堆积密度: 0.70±0.05 比表面积: 170±20 抗体强度: &40 寿命 预计 3~5 年LY8602CLY9702173A0 分子筛 g/ml0组份:K12[(AlO2)12(SiO2)12] XH2O 堆积密度: φ 1.6 640.8±5 φ 3.2 704.8±5 孔径:φ 1.6 3±0.1 φ 3.2 3±0.1A四、公用工程条件一览表序号 名称 单位 技术指标 备注12 1蒸汽 SS：温度 压力 HS：温度 压力 MS：温度 压力 LS：温度 压力 PS：温度 压力 ℃ Mpa ℃ Mpa ℃ Mpa ℃ Mpa ℃ Mpa 500~525 11.7 390 4.26 295 6 210 3.5 饱和 3.52锅炉给水 硬度 总铁 总铜 硅 油 导电性 温度 mg/kg mg/kg mg/kg mg/kg us/cm ℃ 0 &0.03 &0.02 &0.02 0 &0.3 148/1743循环水 供水（SW）压力 供水（SW）温度 回水（RW）压力 回水（SW）温度 Mpa ℃ Mpa ℃ 0.5 （MIN） 33（MAX） 0.2 （MIN） 45（MAX）4电 动力电：13 电机 150KW 以上 电机 150KW 以下电 机 0.2KW 以下 控制线路： 交流 直流 仪表电路： 交流 直流 照明电： 交流 直流 交流 5 仪表风 露点 压力 6 氮气 纯度 露点 压力 温度 7 压缩空气 露点（0.7Mpa 下） 压力 温度 五、生产工序： 4.1 裂解工序：V V VV V380 220V V100 24V V V220 220 24 事故电源 手提灯℃ Mpa&-40 &0．6% ℃ Mpa ℃&99.5 &-40 0.5~0.7 环境温度℃ Mpa ℃&-40 0．9 10~4014 4.1.1 任务： 接收来自原料罐区来的常压柴油 （AGO） 石脑油 ， （NAP） 轻石脑油 ， （LNAP） ， 或加氢尾油（HGO）/加氢裂化尾油（HVGO）混和料及分离部分返回的循环乙烷分别送入鲁 姆斯 SRT-III 和 SRT-IV（HC）及 SRT-I 型炉内，加稀释蒸汽（DS）进行裂解，得到的裂解气 （即：氢气、甲烷、乙烯、丙烯、丁二烯、裂解汽油、裂解燃料油等组分的混合物）经废热 锅炉急冷，油冷、水冷至常温，回收部分热量，并把其中大部分油类产品分离后送入后续工 序。负责接收从水气车间来的高压锅炉给水并将其转化为压力 11.7Mpa、温度 500～525℃的 超高压蒸汽（SS） 。接收本装置分离工序返回的甲烷氢及补充的碳四抽余油（C4Rf）等物料经 混合、汽化后做为裂解炉、蒸汽过热炉、开工锅炉及加氢单元加热炉的燃料气。 4.1.2 基本原理： 大分子烃类的热裂解反应是十分复杂的，在一定的温度、压力下，烃类的裂解过程大致 如下：石蜡烃（直链烷烃）几乎全部可以发生断链，生成较低分子量的烯烃和烷烃，环烷烃 除发生开环裂解，生成较低分子量的烯烃和烷烃外，还可以脱氢芳烃异构化，生成缩合芳香 环化合物，芳环基本上不发生裂解，只是侧链可以由长链变成短链，或者缩合成多环烃，在 更高的温度下还可以进一步变成胶质、焦油。 裂解反应包括一次反应和二次反应，一次反应是大分子烃裂解变成小分子烃（如：烯烃、 烷烃、炔烃、双烯烃和氢的反应） ；二次反应是在一次反应过程中生成各种不饱和中间产物的 反应（如：加氢、脱氢、缩合、分解反应） 。此次反应是人们不希望发生的，因为它往往生成 双烯烃、多环烃、稠环烃、芳烃、炔烃、胶质、焦油等物质，这不仅降低了烯烃收率，多耗 了原料，而且不利于装置的长周期安全稳定运行。为了减少不必要的二次反应，裂解过程通 常采用高温、短停留时间、低烃分压。 4.2 压缩工序： 4.2.1 任务：将来自裂解工序的裂解气，经五段压缩后，将压力提高到３.７MPa，为深 冷分离提供条件。裂解气在压缩过程中，逐段冷却和分离，除去重烃和水，并在三段出口设 有碱洗，除去裂解气中的酸性气体，为分离系统提供合格的裂解气。制冷系统构成丙烯、乙 烯、甲烷复叠制冷工艺，为深冷分离提供－４０℃、－２３℃、２℃、１８℃四个级别的丙 烯冷剂；-62℃ 、-75℃、-101℃三个温度级的乙烯冷剂和-135℃级甲烷冷剂。乙烯、丙烯系统 为多段压缩，多级节流的封闭循环系统。甲烷制冷系统采用开式循环。15 4.2.2 基本原理： 4.2.2.1 裂解气压缩 裂解气压缩采用多段压缩，逐段冷却的方法使裂解气达到升压的目的，这样既降低了压 缩比，减少了压缩功耗，又降低了排气温度，减少了聚合物的生成（在温度高于 93℃时裂解 气中的双烯烃易产生缩聚反应，生成聚合和缩合物） 。同时在压缩机每段入口注入芳烃洗油， 冲洗通道，防止聚合物和焦油的沉积， 。 压缩后的裂解气经换热器用冷却水降温后，一部分重质烃和水被冷凝，经分离罐被分离， 从而减少了后系统的负荷。 五段吸入罐中的液态烃和干燥器进料洗涤塔塔釜液相中含有一定量的碳三和其它组分， 为避免这部分烃的损失，增加乙烯、丙烯的收率，将其送入凝液汽提塔，气提出的轻烃返回 四段吸入罐，碳三以上组份送入后系统。 4.2.2.2 裂解气中酸性气体的脱除 经三段压缩后的裂解气去碱洗塔，用 20%的 NaOH 水溶液吸收裂解气中的 H2S、CO2 等酸性 气体；高压、低温有利于吸收，但在高压下重组分易聚合，吸收的选择性下降，故碱洗塔设 在裂解气压缩机三段出口。 吸收反应如下： CO2 + 2NaOH Na2CO3 + 2NaHCO3 Na2S 2NaHS Na2S + 2H2O + Na2CO3 RSNa + H2O + 2H2O H2ONa2CO3 + H2O + CO2 H2S Na2S COS + + + 2NaOH H2S 4NaOH NaOHRSH +4.2.2.3 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，得到 不同的沸点温度，并且由于液体在沸腾蒸发时需要吸收大量的热量作为蒸发热，所以将需冷 却的物质与它换热被冷却，当压力一定时，液体的蒸发温度就保持一定，因此，供给的热能16 只能改变液体的蒸发量而不能改变蒸发温度，要改变蒸发温度就必须改变蒸发压力。 由于甲烷的临界温度为-82.1℃，乙烯的临界温度为 9.9℃。丙烯的临界温度为 91.9℃。 为了得到不同级别的冷剂，本装置组成了丙烯---乙烯---甲烷复叠式制冷系统。采用压缩来 提高冷剂压力，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。 理论上，在真空中蒸发能得到更低的温度，但从安全角度考虑，真空操作容易使空气漏 入系统造成危险，通常不采用在真空状态下操作。 4.3 分离工序： 4.3.1 任务：将压缩工序来的裂解气，经脱水、深冷、加氢和精馏等过程，获得高纯度 的乙烯、丙烯，同时得到付产品 H2、CH4、C3LPG、混合碳四馏份及裂解汽油。本工序还负 责乙烯、丙烯和 C4′S 产品的贮存、输送以及火炬和火炬气回收等单元的操作。 4.3.2 基本原理： 4.3.2.1 裂解气的干燥 低温下，水易结冰或与重组份生成水合物堵塞管道和设备，因此，裂解气在进行深冷分 离之前必须彻底脱水。本装置采用 3A0 分子筛选择吸附的方法来脱除裂解气中的水份。吸附可 分为物理吸附和化学吸附，本装置采用物理吸附，吸附的作用主要是由于固体的表面力，3A0 分子筛的化学式是 K12??AlO2?12?SiO2?12?.XH2O 3A0 分子筛具有憎烃、亲水的特点，在裂解气与水的混合气体中，优先吸附水，在适当加 热后所吸附的水能被解吸，脱水后的分子筛又可以在较低的温度下吸附水份，循环使用。 4.3.2.2 冷箱 使用冷箱目的在于用尾气本身节流制冷或利用其它液体的相变热来制冷，使裂解气逐级 冷凝，逐级分离，最终分离出甲烷和富氢产品。 节流原理是根据焦耳―汤姆逊效应，即气体物质在其转化温度以下，绝热膨胀，使自身 温度下降，且在相同条件下同一种物质在节流前后，压力降越大，温度差也越大。本装置利 用低温的尾气以及冷剂如甲烷、乙烯、丙烯与裂解气进行热交换，将裂解气中的碳二以上组 分逐渐冷凝，分离出氢气和甲烷。另外，使其它物料冷凝或降温，回收低能位的冷量。 本装置冷箱为前冷流程，是采用把裂解气逐渐冷凝，同时把冷凝下来的液体物料分股送17 入脱甲烷塔的不同部位，这样既节省了低温度级的冷剂用量；又因冷凝温度高低不同，冷凝 液中的组份也由重变轻，根据其温度和组份浓度的不同，将其送入相应的塔板，相当于物料 在进塔之前进行了预分馏，减轻了塔的负荷，提高了塔的处理能力。由于氢气在冷箱被分离， 故提高了脱甲烷塔进料中甲烷和氢气的分子比值，从而提高了乙烯的回收率。 4.3.2.3 精馏 本装置的精馏主要采用浮阀塔常规精馏。进入精馏部分的裂解气主要是 C1～C9 的各种烃 类混合物，由于液体混合物中所含组份的沸点不同，在同一温度下各组分的挥发度不同，当 其在一定温度下部分汽化时，因低沸物（或称轻组分）易于汽化，故在气相中的浓度较液相 高，而液相中高沸物（或称重组分）的浓度较气相高，这就改变了气液两相的组成。当对部 分汽化所得的蒸汽再进行部分冷凝时，因较高沸点烃易于冷凝，使冷凝液中高沸物的浓度较 气相高，而未凝气中低沸腾物的浓度相对又提高了，这样多次地进行部分汽化和部分冷凝， 最终在液相中得到较纯的重组分，而在气相中得到较纯的轻组分。精馏就是基于这种方法使 混合物料得到分离，精馏塔的每一块塔板上都同时进行部分汽化和部分冷凝。为了实现塔板 上的部分汽化和部分冷凝同时进行，提高塔板效率，必须提供部分汽化所需的热量和部分冷 凝所需的冷量，这由塔釜再沸器和塔顶冷凝器来完成，于是热能在各塔板上进行传递，同时 在传热过程中也完成了传质过程。 4.3.2.4 乙炔加氢 乙烯、乙烷混合物料中含有 0.4～0.8%乙炔，由于乙烯和乙炔的挥发度很接近，很难用 精馏方法来进行分离，本装置乙烯产品中乙炔浓度必须小于 5×10-6φ 才能满足下游装置的需 要，故采用催化选择加氢的方法将乙炔转化为乙烯或乙烷。 本装置乙炔转化器采用的钯催化剂型号为 BC-1-037，其主要反应如下： Pd 主反应：C2H2 + H2 Pd 副反应：C2H2 + 2H2 Pd C2H4 + H2 C2H6 +31Kcal/Kmol C2H6 +74 Kcal/Kmol C2H4 +43Kcal/Kmol18 Pd n C2H2 Pd C2H2 2C+H2 +12Kcal/Kmol （ C2H2）n +31Kcal/Kmol乙炔加氢的主反应主要分三步完成 第一步：乙炔和氢气扩散至催化剂表面，并在活性中心（Pd）上吸附一个 C2H2 或一个 H2 分子。 第二步：在活性中心（Pd）上吸附的 C2H2 再吸附一个 H2 进行加成反应，或活性中心（Pd） 上吸附的 H2 再吸附一个 C2H2 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被吸附的能力远比乙炔小。一旦乙炔转化成乙烯， 便很快被脱附，不能及时脱附的有可能进一步加氢生成乙烷，然后再脱附。 当活性中心上吸附了乙烯和氢以后也进行加成反应，生成乙烷，当温度升高时，氢气被 吸附的能力变弱，或者氢气不足时，活性中心上可以同时吸附几个乙炔分子，这样就发生聚 合反应，生成乙炔低聚物（绿油） 。 从以上反应过程可见，乙炔加氢要求催化剂对乙炔的选择性要好，对乙烯的吸附能力要 低。这样可以提高乙烯收率。 影响乙炔加氢反应的因素很多，如：进料温度、氢/炔比、炔烃分压、反应时间、一氧化 碳浓度、硫含量以及催化剂使用时间的长短等对催化剂的活性和选择性都有影响。 4.3.2.5 丙炔和丙二烯加氢 本装置采用了丙二烯/甲基乙炔液相加氢的方法，使用钯催化剂，型号为 BC-L-83 液相加氢与气相加氢相比具有操作稳定、反应选择性高、丙烯增益高及节省能量和设备 投资少等优点。 丙二烯/甲基乙炔液相加氢的主要反应如下： Pd 主反应： C3H4 + H2 C3H619 Pd 副反应： C3H6 + H2 Pd C3H4 + 2H2 Pd n C3H4 绿油 C3H8 C3H8丙二烯/甲基乙炔生成丙烯的反应速度常数均比生成丙烷的反应速度常数小， 但采用高选 择性的催化剂，能使丙二烯/甲基乙炔加氢生成丙烯，增加丙烯收率。 影响丙二烯/甲基乙炔加氢反应的主要因素有：反应温度、进料压力、催化剂使用时间、 氢/炔比等。 4.3.2.6 甲烷化反应 甲烷化反应的目的是除去粗氢中的一氧化碳。Ni 反应式: CO + 3H2 CH4 + H2O本装置采用 Ni 基催化剂作为甲烷化反应的触媒， 由于 Ni 在一定温度下可与 CO 反应生成 剧毒的羧基镍（NiCO） ，故操作时应该注意反应器入口温度不得低于 150℃，否则 Ni 要与 CO 反应生成 NiCO，使催化剂失活。 由于乙烯和氢在 Ni 作用下加氢生成乙烷， 放出大量的热， 易产生飞温， 故甲烷化进料 （粗 氢）中的乙烯浓度必须小于 Ф 。 影响甲烷化反应的主要因素有：进料温度、进料中 CO 浓度、乙烯浓度等。 4.4 加氢汽油工序： 4.4.1 任务：裂解汽油加氢工序将来自乙烯单元的裂解汽油中的 C5S 及 C9+脱除，剩余的 C6～C8 中心馏份经过二次加氢作为二段加氢产品，去芳烃装置，作为芳烃抽提的原料，C5S 及 C+9 产品送出界区。20 4.4.2 基本原理： 前馏采用精馏方法除去碳五和碳九。 为防止加氢催化剂砷中毒，采用过氧化氢异丙苯（CHP）与三价砷化合物反应生成五价的 砷化合物，进入碳九产品中的方法脱除裂解汽油中的砷。 第一段加氢采用钯基催化剂（型号为 LY-8601）选择性加氢除去其中的双烯烃和部分单 烯烃。第二段加氢采用钴―钼催化剂（型号为 LY-8602C）将其中的不饱和烃反应生成饱和烃， 并将含硫、氮、氧的有机化合物加氢除去。 其反应机理为： 脱砷： As3+ + CHP?????????????????????????As5+一段加氢：CnH2n-2 + H2Pd 80℃ Pd 80℃CnH2nCnH2n+ H2CnH2n+2二段加氢：CnH2n +H2MO--CO 300℃CnH2n+2含硫的 C6～C8 + H2MO--CO 300℃H2S+不含硫的 C6～C8含氮的 C6～C8 + H2MO--CO 300℃NH3 +不含氮的 C6～C8含氧的 C6～C8 + H2MO--CO 300℃H2O+不含氧的 C6～C8五、工艺流程叙述： 5.1 裂解工序：21 5.1.1 原料供应系统 从界区来的柴油（AGO）进入柴油贮罐（U-FB1301）中，然后由进料泵（E-GA101）加压 至 1.33Mpa 后，经 AGO 预热器（E-EA112） ，用 85℃的急冷水（QW）加热至 60℃后进入各裂解 炉（E-BA101～E-BA107、E-BA110 及 E-BA111） 。 从界区来的石脑油（NAP）接到石脑油贮罐（U-FB1302）中，然后由进料泵（E-GA102） 加压至 1.22Mpa 后，经 NAP 预热器（E-EA151） ，用 85℃的急冷水（QW）加热至 60℃后进入各 裂解炉（E-BA101～E-BA107、E-BA110 及 E-BA111） 。 从芳烃装置来的加氢尾油/加氢裂化尾油（HGO/HVGO）混合料进入到 U-FB1323B 罐中，以 85℃的温度由进料泵 （E-GA101C、 输送到各裂解炉 D） （E-BA101～E-BA107、 E-BA110 及 E-BA111） 。 AGO 和 HGO/HVGO 分别进入相应的裂解炉，也可以将 AGO 和 HGO/HVGO 混合送至裂解炉中 进行裂解。 从芳烃装置来的轻石脑油（LNAP）进入到轻石脑油贮罐(E-FB1303)中，然后由轻石脑油 泵加压，经 LNAP 预热器（E-EA1303）加热后，直接送到 SRT-III 型炉（E-BA101～E-BA107 及 E-BA110）中。 由分离工序返回的循环乙烷经预热器（E-EA120） ，用 85℃的急冷水加热至 60℃后在流量 控制下进入 SRT-I 型炉 （E-BA108） ，多余的乙烷在 E－BA106/107 裂解。在乙烷炉停炉清焦时， E-BA106 和 E-BA107 两台裂解炉上也能进行裂解循环乙烷的操作。 裂解原料中的硫含量对裂解过程是有影响的，若原料中含有适当的硫，可以抑制炉管渗 碳，减少氧化物的生成，延长炉管的使用寿命和避免对甲烷化反应系统产生不良的影响。因 此原料中含硫很少或不含硫时，需要补充硫。由于循环乙烷来自分离工序，基本不含硫，故 需要加硫，硫化物的注入是通过硫醇罐（E-FA109）由注硫泵（E-GA116）注入到原料中。 硫的注入量为 50～100PPM， 通过分析裂解炉出口裂解气中的 CO 和 CO2 的浓度来调节注硫 量，如果测得 CO 和 CO2 的含量偏高超过 0.5mol%时则需加大注硫量，反之减少注硫量。 5.1.2 裂解炉部分 由原料罐区来的原料 （AGO、 NAP、 LNAP、 HGO/HVGO） 分六组， 在流量控制下进入 E-BA101～ E-BA107 及 BA110 对流段的原料预热盘管与烟气对流换热， 然后同加入的 DS （180℃， 0.55Mpa） 按相应的汽/油比混合进入混合预热盘管加热后进入辐射段的辐射炉管。22 由分离工序来的循环乙烷分四组，在流量控制下进入 E-BA108 对流段的原料预热盘管与 烟气对流换热，然后同加入的 DS（180℃，0.55Mpa）按相应的汽/油比混合进入混合预热盘管 加热后进入辐射段的辐射炉管。 在 E-BA108 停炉清焦时循还乙烷可在流量控制阀（FIC101R～W）的控制下送入 E-BA106 或 E-BA107 进行裂解。在混合裂解时，循环乙烷还可经 FC-130 阀引至 E-BA106 的 FIC106K 或 E-BA107 的 FIC107K 阀后 DS 管线中，以便于平衡物料和增加操作的灵活性。 由原料罐区来的原料（AGO、NAP、LNAP、HGO/HVGO）分六组，在流量控制下进入 E-BA111 进入裂解炉原料预热段预热后出对流段， 与一次稀释蒸汽混合后进入原料混合预热上段进一 步预热后，进入相应的喷嘴混合器（BH-111A~F） ，在喷嘴混合器中，与过热的二次稀释蒸 汽混合进入原料预热下段,在对流段加热盘管中,烃类/蒸汽和高温烟气进一步换热后进入辐 射段。 物料在辐射段炉管内迅速升温进行裂解反应（以控制辐射炉管出口温度的方式控制裂解 深度，AGO 裂解的 COT 设计值为 795℃，NAP 裂解的 COT 设计值为 835℃，循环乙烷裂解的 COT 设计值为 841℃，HGO/HVGO 裂解的 COT 设计值为 785℃，LNAP 裂解的 COT 设计值为 840℃。， ） 辐射炉管出口的裂解气，每两组合为一股进入急冷锅炉（E-EA101A、B、C～E-EA107A、B、C， E-EA108A、B，E-EA110A、B、C 及 EA111A、B、C）与 326℃的高压锅炉给水换热迅速冷却以终 止二次反应，同时产生超高压蒸汽（SS） 。 裂解炉的 COT 是通过调节每组炉管的烃进料量来控制，并由炉子总的烃进料量来确定调 节侧壁燃料气总管压力，底部烧气时，燃料气在压力控制下进入炉子的底部烧嘴。底部烧油 时，燃料油在流量控制下进入炉子的底部烧嘴。按设计条件底部烧嘴能提供整台炉子 30～40% 的热负荷。 急冷锅炉急冷后的裂解气，用循环急冷油（165℃）直接喷淋，由温度调节器（TICA101B、 C、D～TICA107B、C、D，TICA110B、C、D 及 TIC1、11187）调节其喷淋量将裂解 气温度降至 214℃，然后汇合送入汽油分馏塔（E-DA101） 。E-BA108 急冷锅炉急冷后的裂解气 直接进入二次废锅（EA-161） ，由工艺水间接换热后进入第二急冷塔(DA160)。同时在二次废 锅中生成稀释蒸汽（DS） 。 5.1.3 超高压蒸汽发生系统23 来自锅炉给水泵（U-GA1201A、B、C）的超高压锅炉给水（148℃，14.3Mp）经蒸汽过热 炉（E-BA109）对流段的预热盘管加热至 174℃，然后在液位控制下分别进入各裂解炉对流段 锅炉给水预热盘管加热至 326℃后进入高压蒸汽汽包。由汽包液位控制（LICA101A～LICA108A 及 LICA110A）来调节流入裂解炉锅炉给水预热盘管的流量。由于热虹吸的作用产生 SS 饱和蒸 汽， 并在汽包中与水分离， 然后进入蒸汽总管送至 BA109。 （超高压蒸汽压力为 11.5～12.0Mpa 这个压力是为了保持急冷锅炉管壁上有较高的表面温度，以减少重聚物和焦油在急冷锅炉中 冷凝） 。 由急冷锅炉产生的饱和蒸汽（326℃）进入 BA-109 对流段下部，由烟气加热，然后进入 BA109 的辐射段炉管，蒸汽被加热到 525℃出过热炉，送至各用户。蒸汽过热炉的辐射段出口 过热蒸汽温度由进入过热炉的燃料油量来控制。在蒸汽流量低（小于 80t/h）或温度过高（大 于 540℃）或燃料油压力低于 0.25Mpa 的情况下，则联锁切断燃料供应。 蒸汽汽包设有连续排污和间断排污，连续排污经角阀控制排到高压蒸汽连续排污罐 （E-FA124）中排污水在 FA124 中减压闪蒸产生中压蒸汽。 高压蒸汽汽包连续排污所产生的中压蒸汽在压力控制阀（PCV193）的控制下送入 中压蒸 汽系统。 罐底的液体经 E-EA137 用水冷却降温后在流量 （FIC245） 控制下送入碱洗塔 （E-DA203） 的水洗段。 当汽包液位偏高时，液位控制阀 B 阀打开进行间断排污，以保证汽包液位正常，各汽包 的间断排污进入高压蒸汽间断排污罐（E-FA125）后排入大气。 5.1.4 急冷部分 自 SRT-III 型及 SRT-IV(HC)裂解炉急冷器出来的裂解气(217℃)汇总到一个总管，进入第 二急冷器(管道急冷器 E-HB-160)，在温度和流量串级控制(TIC176、FIC184)下，冷却至 197℃ 后进入汽油分馏塔（E-DA-101） ，进一步冷却，塔顶裂解气由温度调节器 TICA-120 控制汽油 回流量 FIC-163， 将温度控制在 104.6℃， 然后进入水急冷塔 （E-DA-104） 塔釜采出急冷油, 从 。 汽油分馏塔的第一、 第二层填料床下部,分别通过 HC-111A 或 HC111B 在液位调节阀 LCV-133 控制下采出裂解柴油到裂解柴油汽提塔（E-DA103）汽提后经裂解柴油中间罐（U-FB1312） 送入裂解柴油罐（U-FB1313） 。 从汽油分馏塔第二填料床下部引出的热油到热油回流罐（E-FA150）,经热油循环泵24 （E-GA117）加压后分别去循环热油再沸器（E-EA134）和纯水加热器（E-EA135） 。热油经 换热降温后,在温度控制器 TIC-C112 的控制下,返回汽油分馏塔的第一填料床下部。 从汽油分馏塔塔顶出来的裂解气（104.6℃）进入水急冷塔（E-DA104）的底部,与上面下 来的急冷水逆流接触换热,冷却到 42℃后从塔顶排出,送入裂解气压缩机的一段吸入罐。 塔顶出 口的裂解气的温度由手动调节急冷水第二冷却器（E-EA130A/B）出口的急冷水流量 FIC175 调节 ,控制温度在 42℃。裂解气中的裂解汽油和水蒸汽在水急冷塔中被冷凝下来,混有裂解汽 油的急冷水在塔釜分为两股，一股从塔釜侧面的管线排到急冷水沉降槽（E-FA120）进行油水 分离; 在沉降槽中分离的裂解汽油溢流进入到沉降槽的油侧,从油侧排出的裂解汽油分为两股: 一股由洗涤汽油泵 （E-GA112） 将裂解汽油送到压缩工序,另一股由裂解汽油回流泵 （E-GA108） 加压后分为两股,一股在温度和流量的串节（TRCA120、FICA163）调节下, 经汽油回流冷却 器（E-EA136）冷却后,进入汽油回流过滤器,最后进入汽油分馏塔塔顶,作为该塔的回流。另一 股在液位控制调节阀的作用下,将裂解汽油送入裂解汽油汽提塔（E-DA201）的第七块塔板。 由压缩工序返回的废汽油和洗涤汽油进入 E-FA120 的油侧。另一股急冷水从塔底排出。 自 SRT-I 型裂解炉的第二废热锅炉（E-EA160）来的循环乙烷裂解产物（171℃）进入第 二急冷塔（E-DA160）,由 PIC168 通过补入 FG 或氮气来控制进料压力。在塔中裂解气与急冷 水逆流接触换热,将裂解气进一步冷却到 42℃后,由塔顶排出。塔顶的裂解气与来自 E-DA104 塔的裂解气汇总后进入裂解气压缩机一段吸入罐。E-DA160 塔的急冷水和蒸汽冷凝液在自重 的作用下,返回到 E-DA104 塔塔釜。 5.1.5 急冷油系统 来自汽油分馏塔塔釜的急冷油经急冷油循环泵（E-GA-104）加压至 1.03MPa G，分为两 股，一股经急冷油过滤器（E-FD-102）在液位控制阀 LCV132 的控制下,进入裂解燃料油汽提 塔（E-DA102）汽提后送入裂解燃料油罐（U-FB1323A） 。在过滤器 E-FD102 急冷油出口管线 上抽出一小股急冷油经过滤器 E-FD104 过滤后送到急冷油循环泵（E-GA-104）作为冲洗油。 另一股急冷油经急冷油过滤器（E-FD106A/B）过滤后,去稀释蒸汽发生器（E-EA123A、B、C、 D、E、F）与工艺水进行换热发生稀释蒸汽,并将急冷油温度降到 175.6℃。从 E-EA123 出来 的急冷油又分为两路,其中较大的一股去裂解炉废热锅炉出口的第一急冷器,用于对裂解炉急 冷器出口的裂解气进行喷淋冷却。这一股急冷油又分出一股去 E-EA163,与 PW 纯水换热后进25 入第二急冷器（E-HB160）进行喷淋急冷,急冷油温度由 TIC164 控制。较小的一股进工艺水第 二预热器（E-EA127） ，加热稀释蒸汽汽包（E-FA115）的工艺水进料,再进高压稀释蒸汽预热 器（E-EA162） ，加热高压稀释蒸汽汽包（E-FA160）的工艺水进料,同时将急冷油降温到 163℃, 然后在流量调节阀 FIC-156 的控制下进入汽油分馏塔的折流板上部,进行急冷油的回流。从各 急冷器调节阀前返回的循环急冷油进入到汽油分馏塔的塔釜。 5.1.6 急冷水系统 从 DA104 塔底排出的急冷水由急冷水循环泵(E-GA107)加压到 1.06MPa G 后再分为两股: 一股去急冷水用户换热（主要是分离部分）,然后返回,另一股经压差调节阀（PDIC178）降压 后,与急冷水用户返回的急冷水汇合在一起,进入急冷水第一冷却器（E-EA129A、B、C、D） 用二次冷却水（38.6℃）冷却到 55℃。从急冷水第一冷却器出来的急冷水又分为三股:一股进 入急冷水第二冷却器（E-EA130B）,再经 E-EA130A 用一次冷却水（32℃）冷却到 39℃后,在 流量调节阀 FIC175 控制下,进入水急冷塔塔顶和在 FIC195 调节阀的控制下进入第二急冷塔 （E-DA160）塔顶。第二股急冷水在流量调节阀 FIC176 的控制下,进入水急冷塔的第一层填料 床下部。第三股急冷水去裂解燃料油冷却器（E-EA121A/B）冷却裂解燃料油,然后返回到 E-DA104 塔的底部。急冷水第一冷却器设有急冷水旁通,其流量由温度调节阀 TIC144 控制,并 入到进 E-DA104 下部急冷水回流中,一起进入 E-DA104 塔中。通过控制这股急冷水旁通的流 量来保持 E-DA104 塔釜急冷水的温度在 85℃。 来自 E-EA130 的急冷水在流量调节阀 FIC-195 的控制下,回流到 E-DA160 塔塔顶。塔釜 的急冷水温度由调节器 TIC-183 与 FIC-195 串节调节,控制塔釜温度在 77.5℃。 5.1.7 工艺水系统： 由沉降槽油水分离侧的底部排出的工艺水,由工艺水进料泵 （E-GA109） 加压到 0.61MPa G 后,经工艺水过滤器（E-FD103）过滤,除去杂质和油类物质后,在 LIC145 调节阀的控制下,进入 工艺水进料预热器（E-EA132）,与工艺水汽提塔（E-DA105）的塔顶排出的气体进行换热后, 分为两股,一股在 FIC199 流量设定下经第二工艺水预热器（E-EA160）用 LS 低压蒸汽进行加 热,进入工艺水汽提塔的第一块塔板,剩余的工艺水则直接进入该塔塔釜。 工艺水汽提塔（E-DA105）用低压蒸汽及循环热油作为热源进行汽提,低压蒸汽一部分在 流量控制阀 FIC-180 的控制下,直接进入塔釜。另一部分在流量调节阀 FIC-181 的控制下进入26 汽提塔塔釜再沸器（E-EA133）,用于再沸工艺水。塔釜第二再沸器（E-EA134）则用汽油分馏 塔热油循环来再沸工艺水,以产生二次蒸汽用于汽提。 工艺水汽提塔塔顶排出的气体经 E-EA132 换热器与工艺水进行换热后,返回到 E-DA104 塔塔釜。 这股气体的流量是通过 FIC181 控制进入 E-EA133 的低压蒸汽量及与 FIC-192 串级调 节控制进 E-EA160 的低压蒸汽量来保证的。被汽提后的工艺水（125.2℃）由稀释蒸汽发生器 进料泵（E-GA110）加压到 1.103MPa G 后,分为三股,一股经液位调节阀 LICA121、工艺水第 一预热器（E-EA125） 、工艺水第二预热器（E-EA127）,分别由稀释蒸汽汽包排污和急冷油加 热到 163℃后进入稀释蒸汽汽包（E-FA115） 。另一股在液位调节阀 LICA124 控制下，经高压 稀释蒸汽汽包预热器（E-EA162）用急冷油加热后进入高压稀释蒸汽汽包（E-FA160）,第三股 在液位调节阀 LICA162 的控制下,进 E-BA108 炉的第二废热锅炉（E-EA161） 。 稀释蒸汽汽包（E-FA115）中的工艺水经下降管分别进入由急冷油和中压蒸汽加热的 E-EA123A/B/C/D/E、 E-EA124 六个换热器,发生的稀释蒸汽在汽包中进行汽液分离后,经稀释蒸 汽水分离罐（E-FA127）除去所夹带的液体,然后进入稀释蒸汽过热器（E-EA128B）,用中压蒸 汽进行过热到 200℃后送到除 BA-111 外的各裂解炉。由稀释蒸汽过热器 E-EA128B 出口的中 压蒸汽凝液作为 E-EA124 的热源,从 E-EA124 出来的中压蒸汽凝液进入中压蒸汽凝液罐 （E-FA116）,然后在液面控制阀 LCV-120 的控制下,送到水汽车间除氧器去。当稀释蒸汽压力 不足或压力过低时,则可通过 PV150B 阀向 E-EA128B 出口稀释蒸汽管线上直接补入中压蒸汽。 由中压蒸汽管网来的中压蒸汽在压力调节阀 PCV150A 和 PCV150B 的控制下分别进入 E-EA128B 和稀释蒸汽管网。 这两股中压蒸汽的流量均由稀释蒸汽压力调节器 PICA-150 控制。 同时高压稀释蒸汽通过 PCV152B 也向低压稀释蒸汽系统释放稀释蒸汽。另外如 PCV150A/B 阀全开,稀释蒸汽压力还低,则可打开 MS 直接补入到 DS 中的手动闸阀,以平衡 DS 的压力。 高压稀释蒸汽汽包（E-FA160）由 FIC-196 流量控制排污到 E-DA105 塔,二次废热锅炉 （E-EA161） 的排污也排放到 E-DA105 塔。 E-FA115 稀释蒸汽汽包的排污经 E-EA125、 E-EA126 分别用工艺水和冷却水冷却后,排放到本装置的污水处理场。保持这股排污量,可以防止工艺水 由于循环使用而导致有害物质的积累,排污量应控制在工艺水总量的 7% 。 高压稀释蒸汽汽包中的工艺水经 E-EA123F 或 E-EA123D 加热发生的高压稀释蒸汽 （0.70MPaG）进入高压稀释蒸汽过热器（E-EA128）进一步加热,过热后的高压稀释蒸汽由温27 度调节器 TIC-128 控制 MS 流量,压力由 PCV-152 压力调节阀控制。当高压稀释蒸汽压力低时, 由 MS 管网来的 MS 在压力调节阀 PCV-152A 阀的控制下,补入到该系统,以维持其压力的正常。 当高压稀释蒸汽压力高时,通过 PCV-152B 将高压稀释蒸汽引到低压稀释蒸汽中。由 E-EA128 出来的 MS 凝液汇同 E-EA128B 出来的 MS 凝液一起作为 E-EA124 的热源,来发生低压稀释蒸 汽。过热后的高压稀释蒸汽送入到 E-BA111 裂解炉。 去 E-BA108 第二废热锅炉（E-EA161）的工艺水在回收乙烷裂解炉裂解产物余热后,产生 低压稀释蒸汽,发生的稀释蒸汽汇入到进 E-BA108 裂解炉的 DS 总管。 5.1.8 燃料供应系统 5.1.8.1 燃料气 从 C4 抽余油罐（U-FB1315）出来的 C4 抽余油经泵（U-GA1315）由汽化罐的液位控制阀 （LICA-941） 控制送入燃料气化罐 （E-FA704） 由压力调节器 。 （PIC941） 控制换热器 （E-EA702） 的低压蒸汽（LS） ，加热汽化 C4'S 液体，汽化的 C4'S 从汽化罐顶出来经加热器（E-EA703） 用 LS 过热后， 在流量控制下 （FCV-943） 会同分离来的燃料气一起进入燃料气混合罐 （E-FA703） ， 从混合罐出来的燃料气送到裂解炉和蒸汽过热炉等用户。 5.1.8.2 燃料油 开工锅炉以及蒸汽过热炉开车用的重质燃料油（HFO）从界区输入到重质燃料油贮罐 （U-FA1324） 。从罐出来的 HFO 由重质燃料油泵（U-GA1324）经重质燃料油加热器（U-EA1326） 用中压蒸汽（MS）加热后送到开工锅炉、蒸汽过热炉。正常运行时，开工锅炉以 HFO 为燃料， 而蒸汽过热炉以裂解燃料油（PFO）为燃料。从裂解燃料油贮罐（U-FB1323A）出来的 PFO 由 裂解燃料油泵（U-GA1323）经裂解燃料油加热器（U-EA1325）用 MS 加热后送到蒸汽过热炉及 开工锅炉。 裂解炉使用的燃料油来自裂解汽油加氢单元的 C9 产品。 5.1.9 助剂 为了保证急冷水和工艺水的 PH 值,在 E-GA107 泵的入口管线上和 E-FD103 出口管线上设 有注碱液管线,从界区来的 20%的碱液用锅炉排污水稀释后进入碱液贮罐。从碱液贮罐 （E-FB201）出来的碱液（浓度 10%）经注碱泵（E-GA111A/B）分别将碱液送入急冷水和工 艺水中。其 PH 值的调整可通过调节 E-GA111 泵的冲程来控制注碱量。28 为了防止工艺水在工艺水汽提塔中起泡,影响汽提效果,在工艺水汽提塔进料泵的入口加 设了消泡剂注入管线。从消泡剂贮罐 E-FB101 出来的消泡剂由消泡剂注入泵 E-GA113 注入到 E-GA109 入口的工艺水管线中,其流量通过调节 E-GA113 的冲程来调节控制。 为了抑制酸性气体对管道的腐蚀,在工艺水汽提塔塔顶排出管线上,设有注氨管线，氨水 （18%）进入注氨罐 E-FA128,加蒸汽凝液配制成 3%的溶液,由氨注入泵（E-GA114-2）注入到 E-DA105 塔塔顶的气相管线中。 5.2 压缩工序： 5.2.1 裂解气压缩机（GB201） 来自急冷塔 DA104 和 DA160 的裂解气进入裂解气压缩机 （GB201） 第一段吸入缶 （FA201） ， 分离出所夹带的水及重烃，由 PRCA201 控制压缩机蒸汽透平的转速来控制吸入压力在 0.057Mpa，液相由 GA207 泵送到 DA104 塔。气相进入压缩机第一段压缩后，经三台并联的水 冷却器 EA203A、B、C 冷却后进入第二段吸入缶（FA202） ，分离出部分水和重烃后，进入压缩 机第二段压缩后，经两台并联的水冷却器 EA204A、B 冷却后，进入第三段吸入缶（FA203） ， 分离掉部份水和重烃后进入压缩机第三段，压缩至 1.032 Mpa，84.1℃，经两台并联的水冷却 器 EA205A、B 冷却后进入三段排出缶（FA204） ，分离掉部份水和重烃，经 EA206 用急冷水将 裂解气过热 3～4℃，经过酸性气体弱碱吸收塔（DA231）和强碱吸收塔（DA203）脱除酸性气 体后， 裂解气进四段吸入缶 （FA205） 分离掉夹带的水后进入压缩机第四段， ， 压缩后经 EA207A、 B 水冷却后，进入第五段吸入缶（FA206） ，分离掉水及烃类的裂解气进入压缩机第五段，压缩 至 3.713 Mpa，93.1℃，经两台并联的水冷却器 EA208A、B 冷却后进入干燥器进料洗涤塔，在 塔内裂解气与来自该塔回流缶 （FA208） 12～15℃的烃类凝液逆流接触， 的 分离掉笨及重烃类。 裂解气经过洗涤后，一部份经 EA209 用 18℃丙烯冷却至 20℃后进入 EA210，由 TIC235 控制与 脱乙烷塔进料换热，将裂解气冷却至 12～15℃后进入 FA208，另一部份裂解气由压差 PDIC263 控制进入 EA220 与脱乙烷塔进料换热，由 TIC288 控制裂解气温度在 12～15℃，与 EA210 出口 裂解气汇合进 FA208，凝液经 GA212A、B 由 FA208 液面 LICA277 与 FIC281 串级控制作为回流 送入 DA204 塔第一块塔板，FA208 气相送至裂解气干燥器（FA209） 。 段间凝液 裂解气压缩过程产生的冷凝液作如下处理： 三段排出缶 FA204 的液体和凝液气提塔 DA20229 第八板上采集的烃水混合物在液面控制下一起返回到第三段吸入缶（FA203） ，并在此闪蒸。 FA203 的液体，在液面控制器 LICA209 控制下进入第二段吸入缶（FA202） ，凝液在 FA202 内进 行油水分层，下层水相由 LICA205 控制送入 DA104 塔。上层油相用 GA208 加压和来自 FA120 分离出的重汽油一起送至汽油汽提塔（DA201） 。DA201 气相返回至第一段吸入缶（FA201） ，经 汽提除去 C4＇S 以下轻组分的塔釜裂解汽油经 GA201 泵加压后或经 EA415 冷却后送 FB1311， 或直接送入 FB、1322，第五段吸入缶 FA206 的水相、裂解气干燥器进料洗涤塔水 相和 FA208 底部水相， 一道送入第四段吸入缶 FA205， FA205 中的液体返回到裂解工序的 DA104， FA206 的油相由 EA260 用 PS 蒸汽加热，由 TIC290 控制温度在 40～55℃，和 DA204 塔釜油相 被分别作为凝液汽提塔 DA202 的第一板和第五板两股进料，DA202 塔釜用 PS 蒸汽加热，汽提 出凝液中含有的全部 C2＇S 及部份 C3＇S，由塔顶 PIC261 控制在 0.97 Mpa 返回至 FA205，塔 釜液被送至 DA404 塔。 裂解气的碱／水洗系统 改造后的碱／水洗系统由三段碱洗和相应的水洗段组成，其中，原 DA231 塔被改造成一 段碱洗，DA203 塔仍维持二段碱洗。改造后的 DA203 与 DA231 塔被设计成既可以串联操作（正 常操作使用） ，又可以并联或单独操作（非正常操作并减负荷运行） 。正常情况下，由 EA206 来的过热裂解气 70%进入 DA231 酸性气体吸收塔，由 DA231 塔压差控制器 PDCV214 控制 DA231 塔旁路阀 PDCV214，将 30%的裂解气旁通 DA231 直接进入 DA203，以保证 DA231 塔不超负荷运 行。裂解气从 DA231 底部进入，在浮阀塔内与第四块由上而下的 0～3%的 NaOH 弱碱液逆流接 触，除去裂解气中的酸性气体。吸收塔顶部三块塔板为水洗段，目的是防止在 DA231 塔单塔 碱洗时除去裂解气中夹带的碱沫。此时塔顶洗涤水由 FIC215 控制，从 FA124 引入低压锅炉排 污水，由 LIC220 控制将水排出。DA231 弱碱液由 GA261 打循环，塔釜排碱进入 FA236B 分离， 黄油由 LICA256 控制送往 FB234， 废碱由 LICA255B 控制送往 FB232。 新碱补充由 GA205 和 DA203 排碱组成。 由 DA231 塔顶和 PCV214 旁路来的裂解气进入 DA203 塔，在塔内与自上而下的 5～18%的 碱液逆流接触，完全脱除裂解气中的酸性气体。DA203 塔分为三个部份，上面三块板组成水洗 段，由 FIC245 控制从 FA124 引入锅炉排污水，由 LIC245 控制将水排出；第二部份是上段强 碱洗涤段，为 50#INTLOX 填料塔，10～18% NaOH 强碱液由 GA204 打循环；第三部份为下段中30 强碱洗涤段，也是 50#INTLOX 填料塔，5～10%的中强碱液由 GA203 打循环。塔釜黄油废碱混 合物排往 FA236 缶进行分离，分离出的黄油由 LICA256 控制，送往黄油缶 FB234，分离出的废 碱液由 LICA255 控制，由 SW255 切换开关定向送往 FB232 或由 GA262 加压送往 DA231 塔作为 补碱。DA203 补碱由 GA205 从新鲜碱缶（FB201）直接送来，新鲜碱浓度控制在 10～20%(wt)。 5.2.2 丙烯制冷系统 丙烯制冷系统是一个闭式的用蒸汽透平驱动的四段离心式压缩系统，该系统提供四个制 冷温度级，即：-40℃、-23℃、2℃、18℃，制冷是在与这些温度级相对应的压力下蒸发丙烯 获得的。 由丙烯收集罐（FA506）来的液态丙烯逐级送到丙烯压缩机的第四～第二段吸入罐 （FA506-FA504-FA503-FA502） ，再从这些吸入罐分别将丙烯送到各级丙烯蒸发器使用。 丙烯压缩机四段出口的过热丙烯气（温度 88℃，压力 1.82MPa） ，经过 EA501、EA502A、 B 和 EA504、EA502C 并联的两路冷却器冷却冷凝后进入 FA506，由 FA506 来的液态丙烯，一股 进入 DA204 塔顶冷凝器 （EA209） 乙烯冷剂 1#过热器 ， （EA662） 和碳三加氢循环冷却器 （EA467） ， 蒸发后气相进入 FA504。一股经高压乙烯产品过热器（EA443） 、尾气换热器（EA321、EA362） 过冷后送入 FA503；经低压乙烯产品过热器（EA446）过冷后的液态丙烯进入 FA502，其余液 态丙烯在 GB501 四段出口压力 PIC520 控制下进入 FA504 FA504 压力由 PRC511 控制在 0.882 MPa （ 以下） 四段吸入罐气相补入压缩机四段入口，FA504 的液相丙烯送入各用户（汽油加氢的 BTX 。 塔顶冷凝器（HEA104） 、脱丙烷塔顶冷凝器（EA412） 、乙烯冷剂预冷器（EA663） 、氢气冷却器 （EA304） 、甲烷汽提塔尾气冷凝器（EA423） 、GB302 段间冷却器（EA364B） 、GB302 出口冷却 器（EA364A），丙烯蒸发后气相进入 FA503 或汇同 GB501 三段抽出蒸汽一起作为 DA402 塔再 ） 沸器（EA403A/B）的加热蒸汽。FA504 的液相丙烯另一股在 LCV526 控制下进入 FA503，以保 证 FA503 的液面，还有一股在 TIC500 控制下将液相丙烯喷入“四返一”管线以控制压缩机一 段吸入温度。 三段吸入缶液相先进入 EA316 过冷后，分为两股，一股由 LIC511 控制注入 FA502，以保 证 FA502 罐液面；另一股去裂解气预冷器（EA315） 、乙烯冷剂预冷器（EA454） 、脱乙烷塔顶 冷凝器（EA460） ，丙烯蒸发后气进 FA502 和低压乙烯产品蒸发器（EA445） ，FA503 的气相丙烯 除了来自各用户换热器外，还有一股来自压缩机三段排出。FA503 的气相丙烯用于高压乙烯产31 品蒸发器（EA442） 、乙烯精馏塔釜再沸器（EA403A、B）的加热，被冷凝的液相丙烯送入二段 吸入缶 FA502，多余部份在 PRC510 控制下由 PCV510A 将气相丙烯送至 FA502，保证三段吸入 缶压力在 0.53 MPa。 二段吸入缶 FA502 的液相丙烯送至乙烯精馏塔顶冷凝器（EA405A/B） 、裂解气激冷器 （EA307） 、乙烯冷剂冷凝器（EA605A/B） 、新冷箱（EA362X） ，其中 EA605B 及 EA405B 的部份 气相（EA405A/B 气相有平衡线）进入一段吸入罐（FA501） ，EA307、FA362、EA605A 及 EA405A 的部份气相进入新一段吸入罐（FA551） 。来自各二段用户蒸发后的气相丙烯和 FA503 直接送 来的气相丙烯部份用于低压乙烯产品蒸发器 EA445 的热源，冷凝后的液相丙烯作 EA405A/B 的 冷剂补充。 多余的气相丙烯在 PIC502 的控制下进压缩机二段吸入口来保证 FA502 压力在 0.18 MPa。 一段吸入缶 FA501 和 FA551 的气相丙烯汇合后进入压缩机一段吸入口，一段吸入缶的压 力 PRC501 由压缩机转速来控制，以保证压缩机一段吸入缶压力在 0.042 MPa。当一段吸入缶 FA501 和 FA551 出现液面后，启动 GA502，将液相丙烯送至 FA502。 在负荷较低或无负荷开车时，为保证压缩机一段和四段吸入流量在喘振流量以上，设置 了从压缩机四段排出至 FA501 的“四返一”线和压缩机四段排出至 FA504 的“四返四”线， 分别由一段吸入流量 FIC501 和四段补入流量 FIC511 控制。为保证压缩机一段吸入温度，设 置了从 FA504 底部至 FA501 “四返一”线的液相丙烯喷淋管线。由压缩机一段吸入温度 TIC500 控制。 为了防止压缩机三段达到音阻流量， 设置从三段排出至 FA501 的 “三返一” 由 FIC520 线， 来控制，FIC520 是由一段吸入流量 FIC501 加上二段吸入流量 FI502 减去三段排出流量 FI507 的计算块。 5.2.3 乙烯制冷系统 乙烯压缩机三段出口的过热乙烯气， 进丙烯冷却器 EA-662、 EA-663、 EA-454 分别用 18℃、 2℃、-23℃的丙烯冷却至-20℃后分两路，一路作为最小流量返回分别进入三段吸入罐 （FA-603） 一段吸入罐 ， （FA-601） ，一路进并联的两台丙烯冷凝器 EA-605 和 EA-605B 用-40℃ 的丙烯冷凝，冷凝液进乙烯冷剂储罐（FA-604） 。 FA-604 罐（设有液位记录报警器 LRA-614）的液态乙烯分三路：一路用来淬冷三段吸入 罐 FA-603 的最小流量付线， 其流量由温度控制器 TIC-600 控制； 一路进尾气换热器 （EA-361） ，32 加热中压甲烷回收其冷量，由中压甲烷温度 TIC-375 控制；还有一路经脱甲烷塔进料三号激 冷器（EA-310） 、乙烯精馏塔尾气冷却器（EA-453） 、脱甲烷塔进料冷凝器（EA-311） ，并由对 应的温度、 液位控制器 TIC-331、 LIC-607、 LIC-600 控制其流量， 经换热产生的气相进 FA-603， 另一部分继续在 EA-314 中过冷至-70℃后分成两路：一路在二段吸入罐（FA-602）液位控制 器 LICA-603 控制下进入 FA-602；一路在脱甲烷塔进料激冷器（EA-360）的 LIC-621 控制下进 入该冷却器，经换热产生的气相进入 FA-602。 二段吸入罐 FA-602 的液相乙烯，一路由 TIC-601 控制作为一段吸入罐 FA-601 的喷淋； 一路进-101℃的四个换热器：脱甲烷塔 5#进料激冷器（EA-313） ，脱甲烷塔进料过冷器 （EA-326） ，甲烷冷剂冷凝器（EA-365）和 7#尾气换热器（EA-361X）的 FA-361，其流量分别 由液位控制器 LIC-613、LIC612、LIC620、LIC-363 控制进入这四台换热器，经换热产生的气 相进入 FA-601 罐。若 FA-601 中积液则排至 FA-605。 正常时，FA-603 无液态乙烯冷剂，若有则通过 LIC-610 导入 FA-602。 5.3 分离工序： 5.3.1 裂解气干燥 来自压缩工序的合格裂解气进入裂解气干燥器（FA-209A、B）进行脱水干燥。裂解气干 燥器设有二台，一台运转，一台再生备用。采用 3A0 分子筛为干燥剂，干燥器吸附周期为 24 小时，经干燥后裂解气水含量小于 1ppm（露点达-70℃） ，干燥剂利用高压甲烷进行脱水再生。 5.3.2 冷箱 干燥后的裂解气分成二股。主要的一股（约占总裂解气量的 70%）进入老冷箱，较少的 一股经裂解气过滤器（FD-209A、B） 进入与老冷箱并列的新冷箱中。 进入老冷箱系统的裂解气依次经过：乙烯精馏塔中间再沸器（EA-404） ；脱甲烷塔 NO.1 进料冷却器（EA-315） ；乙烷蒸发器（EA-3O6） ；脱甲烷塔 NO.2 进料冷却器（EA-307） ；脱甲 烷塔再沸器（EA-317） ；脱甲烷塔 NO.3 进料冷却器（EA-310） ；脱甲烷塔中间再沸器（EA-319） 等换热器。 进入新冷箱系统的裂解气依次经过，乙烯精塔 NO.2 中间再沸器（EA-404B） ；NO.8 尾气 换热器（EA-362X） ；脱甲烷塔 NO.2 再沸器（EA-317B） ；脱甲烷塔 NO.4 进料冷却器（EA-311） （-62℃ C2=R）等换热器。33 两股裂解气分别经过上述换热器后汇合进入脱甲烷塔 NO.4 进料冷却器（EA-360） ，被 -75℃的乙烯冷剂冷却至-72℃后进入脱甲烷塔 NO.1 进料分离罐（FA-304） 。 FA-304 顶部的气体被分成二股。一股进入 NO.4 尾气换热器（EA-312）和脱甲烷塔 NO.5 冷却器（EA-313） ，被冷却至-99℃，然后进入脱甲烷塔 NO.2 进料分离罐（FA-305） 。FA-304 顶部的另一股气体进 NO.7 尾气换热器（EA-361X） ，被冷却至-99℃，然后进入新的脱甲 烷塔 NO.2 进料分离罐（FA-305B） 。FA-304 罐的液相分成两股量，分别进入脱甲烷塔进料分流换热 器（EA-331/EA-331B） 。从两个换热器出来的物料的一部分汇合后经 EA-326 用-101℃的乙烯 冷剂进一步冷却后作为脱甲烷的第三股进料，另一部分经节流后返回换热器冷却换热器进料 后作为脱甲烷塔 的第四股进料。 FA-305 的气相进入 NO.5 尾气换热器（EA-309） ，被冷却至-129℃进入脱甲烷塔 NO.3 进 料分离罐（FA-306） 。FA-305B 的气相经 EA-361X 被冷却至-129℃汇合来自 FA305 的物料进入 FA-306。FA-305 的液相和 FA-305B 的液相汇合作为脱甲烷塔 的第二股进料。 FA-306 罐出来的气体（主要成份为甲烷和氢气，所含乙烯已很少） 。一股经换热器 EA-361X/EA362X 换热到 30℃后直接作为中压甲烷去燃料气系统。另一股气体进入 NO.6 尾气 换热器 EA-308，被冷却至-167℃，然后进入甲烷氢分离罐（FA-308） 。FA-306 罐的液相作为 脱甲烷塔 NO.1 进料。 FA-308 罐顶产出高纯度的氢气产品，罐底液相主要为甲烷，液相甲烷经节流膨胀为 EA-308 等换热器提供冷量后，经燃料气压缩机（GB-301）压缩送燃料气系统。 5.3.3 脱甲烷塔系统 从冷箱系统来的四股进料在脱甲烷塔（DA-301）中进行甲烷和 C2 及 C2 以上组分的分割。 该塔的热源由裂解气通过塔釜再沸器 EA-317、EA-317B 和中沸器（EA-319）提供，回流由甲 烷制冷系统提供。 DA-301 塔顶气体一部分经甲烷制冷压缩机进出料换热器（EA-324A/B）后进入甲烷制冷 压缩机（GB-302A/B） ，压缩机一段出口气体经水冷器后进入中间冷却器 EA-364B（用 2℃丙烯 冷剂）冷却后进入压缩机二段，二段排出的甲烷气经甲烷制冷压缩机出口冷却器（EA-323） 用冷却水冷却，进入 EA-364A（用 2℃级丙烯）冷却后再经 EA-324A/B 进入甲烷冷剂冷凝器 EA-365（用-101℃的乙烯冷剂）进一步冷却，EA-365 出口甲烷气再经 EA-324A/B 后进入脱甲34 烷塔回流罐 （FA-309）FA-309 中的液体一部分作为脱甲烷塔的回流， 。 另一部分分别送入 EA-309 和 EA-361X 为两股裂解气料提供冷量。 FA-309 顶部气体与 DA-301 塔顶气体的另一股合并后分 别进入新老冷箱系统回收冷量后汇入燃料气系统。 DA-301 塔釜液经塔釜出料泵（GA-302）加压后分成两股。一股经 EA-314、EA-316 后分 成三股， 其中一股直接进入脱乙烷塔 （DA-401） 作为该塔 的第一股进料， 另两股分别进 EA-210、 EA-220 回收冷量后与 GA-302 出口的另一股经 EA-361X 和 EA-362X 的物料汇合一起进入脱乙烷 塔 DA-401 作为该塔的第二股进料。 5.3.4 脱乙烷塔系统 进入脱乙烷塔 DA-401 的两股进料在 DA-401 塔中进行碳二组份和碳三及碳三以上组分的 分割。该塔的热源由急冷水和饱和蒸汽 PS 通过塔釜再沸器 EA-401A/B 提供。该塔的回流同塔 顶冷凝系统和绿油洗涤塔 DA-408 塔釜液共同提供。 DA-401 塔顶气体经脱乙烷塔塔顶冷凝器（EA-460）用-23℃级的丙烯冷剂部分冷凝后进 入脱乙烷塔回流罐 （FA-460） FA-460 罐的液相经 GA-422 加压后作为 DA-401 塔的回流。 。 FA-460 顶部气体进入碳二加氢反应系统。 DA-401 塔釜液依靠自身的压力进入高压脱丙烷塔（DA-404B） 。 5.3.5 碳二加氢反应器与绿油洗涤塔 脱乙烷塔顶纯净的碳二馏份必须在进入乙烯精馏塔之前通过加氢将其中的乙炔转化成乙 烯和乙烷。加氢分两段完成，以提高反应的选择性，反应均为气相反应。来自氢气干燥器的 高纯度氢气（95%mol）在流量比例控制下加入一段反应器的进料中，少量的粗氢（含 CO）也 可在流量控制下加入其中，以抑制催化剂的活性。高纯度的氢气和粗氢也可在流量控制下加 入二段反应器的进料中。 碳二加氢系统共有三台反应器（DC-401A/B/C） ，其中二台在线， 一台再生或备用。来自 FA-460 顶的碳二馏份进入反应器进出料换热器（EA-448A/B） ，被反应器出料预热后进入反应 器进料加热器（EA-450）用低压蒸汽加热至反应温度（&70℃） ，然后进入一段反应器（大约 60%的乙炔在一段反应器中被转化） 。一段反应器的出料经中间冷却器（EA-452）冷却后进入 绿油罐（FA-401）除去部分绿油。FA-401 顶部气体再进入二段反应器(剩下的乙炔在此被加氢 掉)，二段反应器出料被反应器出料冷却器（EA-452B）冷却后再经进出料换热器 EA-448A/B35 冷却后进入绿油洗涤塔（DA-408） 。被来自乙烯精馏塔第九十五板的碳二液相洗涤掉物料中的 绿油。DA-408 塔釜液经 GA-450 加压后与 GA-422 出口物料混合作为乙烷塔 DA-401 的回流。 DA-408 塔顶物料经乙烯干燥器（FA-402）干燥后作为精馏塔（DA-402）的进料。 5.3.6 乙烯精馏塔 来自乙烯干燥器 FA-402 的物料在乙烯精馏塔 DA-402 中进行乙烯和乙烷的分割。该塔的 热 源 由 2 ℃ 级 的 丙 烯 通 过 塔 釜 再 沸 器 (EA-403/EA-403B) 和 裂 解 气 通 过 中 间 再 沸 器 (EA-404/EA-404B)提供。该塔的回流由塔顶冷凝系统提供。 DA-402 塔顶气体经塔顶冷凝器 EA-405/EA-405B，用-40℃级丙烯冷剂部分冷凝后进入回 流罐(FA-403)。FA-403 中的液相经 GA-403 加压后作为 DA-402 塔的回流。FA-403 的尾气（主 要为甲烷氢，含有较高浓度的乙烯）进入尾气冷凝器（EA-453） ，用-62℃级的乙烯冷剂将尾 气中的大部分乙烯冷凝下来回到 FA-403 罐中，剩下的尾气返回裂解气压缩机。 DA-402 塔第九板抽出合格的乙烯产品， 依靠液位差进入乙烯产品贮罐 （FB-401A/B/C/D） 。 从 DA-402 塔第九十五板抽出一股料作为绿油洗涤塔 DA-408 的洗涤液。 DA-402 塔的乙烷釜液，经乙烷蒸发器（EA-306）被裂解气加热，再经冷箱 EA-321 加热 至 30℃后去乙烷裂解炉 BA-108 作裂解原料，也可去燃料气系统或火炬气系统。 5.3.7 甲烷化反应系统 甲烷氢分离罐 FA-308 顶的粗氢中含有少量的 CO，CO 对碳二加氢反应的催化剂的活性有 抑制作用，故必须将粗氢中的 CO 通过甲烷化反应除掉。 FA-308 顶的粗氢经主冷箱系统回收冷量后先进入反应器进出料换热器(EA-302)预热，然 后经反应器进料加热器 EA-301 用超高压蒸汽 SS 加热至反应温度，进入甲烷化反应器 (DC-301)。DC-301 出料进入反应器进出料换热器 EA-302 冷却，再经 EA-303 水冷后进入 NO.1 水分离罐(FA-302)。其顶部气体一部分去汽油加氢单元；另一部分经 EA-304 用 2℃级丙烯冷 却后进入水分离罐（FA-303） 。FA-302/FA-303 罐中的水去 DA-104 塔，FA303 顶部的氢气一部 分经干燥器(FA-301)干燥后，分别去 DC-401、DC-402 和作为干氢产品送出界区；另一部分作 为湿氢产品送出界区。 氢气干燥器 FA-301 采用 3A0 分子筛干燥剂， 吸附周期为 48 小时， 干燥后氢气中水含量小 于 1ppm,干燥剂采用甲烷再生。36 5.3.8 乙烯产品贮存和乙烯产品的送出系统 FB-401 罐与 DA-402 塔之间设有平衡线，各罐的逸放气体通过平衡线返入 DA-402，也可 以去低压乙烯系统或火炬，由 PIC-428 控制。高压乙烯产品通过 PIC-429 返回各罐以维持各 贮罐的出料压力。 FB-401 中的乙烯产品，一部分在低压乙烯蒸发器 EA-445 中用-23℃气体丙烯蒸发，经 EA-446 用 38℃液体丙烯过热至 30℃后外送界区； 另一部分经乙烯输送泵 GA-409A/B/C 加压后 分两路：一路在高压乙烯蒸发器 EA-442 中用 2℃级气体丙烯蒸发，经 EA-443 用 38℃液体丙 烯过热至 30℃；另一路经 EA-362X 加热至 30℃。两路乙烯产品汇合一起外送界区。 5.3.9 火炬系统及火炬气回收系统 火炬系统收集来自安全阀、泄压阀、放空及液体排放等放出的气体和液体，加热成气体 送火炬头焚烧，该系统设有四路主火炬总管。 5.3.9.1 干火炬系统总管 DF 干火炬系统处理排放的干燥的气体（低于 5℃） ，这些气体经过 FA-702 干火炬罐分去夹 带的液体，送往火炬。 5.3.9.2 液体排放总管 LD 液体排放总管收集从装置的低温部分和制冷部分排放的无水冷液，液体排放总管接入干 火炬罐，罐中积聚的液体在一个不会结冰的特殊型式的换热器 EA-701 汽化，汽化的烃类送入 火炬焚烧。 5.3.9.3 湿火炬总管 WF 湿火炬总管处理湿的温度高于 5℃的排放物，在进入火炬燃烧前进入湿火炬罐 FA-701， 在罐内积聚的液体用湿火炬泵 GA-701 打回急冷水塔或排至废碱罐中。 5.3.9.4 热的干排放总管 HF 收集所有来自丙烯制冷压缩机 GB-501 和乙烯制冷压缩机 GB-601 的热的和过热的排出气 体（所有排入这根总管的气体都来自装置的高压部分） 。 上述四路气体最后汇集至火炬总管中，经水封罐 FA-1442（用于控制火炬总管压力）和 火炬罐 FA-1441（用于分离凝液）后，送往火炬头燃烧。 在水封罐 FA-1442 前的火炬总管上引一条管线至火炬气压缩机 GB-701A/B/C/D 的入口，37 经 GB-701 后送燃料气系统。 火炬上装有一个用于防止回火的分子密封器和四个可分别点火的长明灯。 火炬头上有三股中压蒸汽，其目的是为了保护火炬，消烟和助燃。 5.3.10 脱丙烷系统 采用双塔脱丙烷工艺，低压脱丙烷塔(DA-404)在 0.64MPa 压力下操作，顶温 36.6℃，釜 温 72℃，回流温度 18℃；高压脱丙烷塔(DA404B)在 1.64MPa 压力下操作，顶温 43.3℃，釜温 78.5℃， 回流温度 41.5℃。 凝液汽提塔(DA-202)釜液在液位调节控制下与丙烷精制塔(DA-410) 返回的物料经 EA-465 冷却水冷凝后，送往 DA-404 第十八板，脱乙烷塔 DA-401 釜液在液位调 节器 LIC-400 控制下进入 DA-404B 第 16 板。 DA-404 塔顶气相经 EA-412 用 2℃级的丙烯冷剂冷凝， 塔釜经再沸器(EA-410)用低压蒸汽 加热，其釜液在液位控制下经 EA-466 蒸汽加热送入脱丁烷塔，塔顶气相进入冷凝器 EA-412 冷凝后进入回流罐(FA-404)，一部分由回流泵(GA-407)加压作为回流。另一部分则由出料泵 (GA-411)在回流罐液位控制下，经 DA-404B 塔釜进出料换热器(EA-464)由 DA-404B 塔釜液加 热后送入 DA-404B 第 24 板。 DA-404B 由塔釜再沸器(EA-463)用低压蒸汽加热，塔釜液经塔釜进出料换热器 EA-464 与 FA-404 的液体换热后，在塔釜液位控制下，与 DA-404 回流液一起进入 DA-404 塔顶。塔顶气 相经冷凝器(EA-462)后，进入回流罐(FA-461)，一部分由回流泵(GA-460)加压在流量控制下 送回该塔作为回流，另一部分送入丙烯干燥器(FA-406)，干燥后送往丙二烯加氢系统 DC-402。 5.3.11 碳三加氢系统 碳三加氢反应器(DC-402)系统操作压力 2.75MPa,进料温度 27.8℃，出口温度 57.4℃。 原设计的丙二烯加氢转化器是两级操作方式，改造后单级操作，即三台反应器中两台并联操 作，一台备用，原催化剂更换为 BC-L83 催化剂。 由高压脱丙烷塔回流罐 FA-461 来的碳三馏份经干燥后，与氢气、稀释液混合后进入并列 的两个反应器，进行加氢反应，转化器出料经水冷却器(EA-461)冷却后送入分离罐(FA-409)， 罐中不凝气返裂解气压缩机五段吸入罐 FA-206， 液体一部分由 GA-412 在流量控制下送入甲烷 汽提塔(DA-407)。另一部分凝液则由 GA-412 打出后经 EA-467 以 18℃C3=冷剂冷凝，经冷凝后 的 C3’S 一股用于稀释反应器进料以降低 MAPD 浓度，另一股作为最小流量返回经 EA-461 后进38 入 FA-409。 5.3.12 甲烷汽提塔 从 DC-402 出来的物料送入甲烷汽提塔(DA-407)的顶部，DA-407 操作压力 2.19MPa，塔顶 温度 52℃，塔釜温度 55℃。由再沸器(EA-421)用急冷水加热提供热源，塔顶气相出料经塔顶 冷凝器(EA-422)以冷却水冷凝后进入回流罐(FA-413)，不凝气经 EA-423 以 2℃丙烯作冷剂冷 凝，回收尾气中夹带的丙烯，不凝气返回 GB-201。回流罐由回流泵(GA-402)加压与 DA-407 的 进料一起送入 DA-407 塔顶，塔釜液在液位控制器 LIC-440 和流量控制器 FIC472 的串级控制 下，送入丙烯精馏塔(DA-406)。 5.3.13 丙烯精馏塔 丙烯精馏塔的作用是将进料分离成两部分，一是塔顶出聚合级丙烯产品，二是塔釜采出 碳三液化气产品， 操作压力 1.997MPa， 顶温 46.9℃， 55.1℃， 釜 回流比 14.6， 回流温度 44.8℃。 DA-406 塔顶气相经塔顶冷凝器(EA-425)用冷却水冷凝进回流罐(FA-408)，凝液一部分由 回流泵(GA-406)在流量控制下送回塔顶作为回流，另一部分作为聚合级丙烯产品在 FA-408 液 位控制器 LICA-446 控制下送入丙烯球罐；塔釜物料经再沸器(EA-424)用急冷水加热，塔釜液 位在调节器 LIC-445 和流量控制器 FIC-702 串级控制下由 GA-426 送入丙烷精制塔(DA-410)。 5.3.14 DA-410 及 DA-409 系统 DA-410 作用是精制丙烷回收丙烯，操作压力 2.045MPa,，顶温 55℃，釜温 62℃。 DA-410 塔釜物料经塔釜再沸器(EA-456)以急冷水加热汽提，塔顶气相进入 DA-406 塔釜， 塔釜物料一部分 由塔釜液面控制器 LICA-701 与流量控制器 FIC-701 串级控制下送往碳三液 化汽再蒸塔(DA-409)，另一部分较重组份在流量 FIC-468 控制下送往 DA-404，另外从塔釜第 三块塔盘抽出一股物料由流量 FIC-488 控制经 EA-601 冷却水冷凝后送入 DA-409。 DA-409 的目的是除去碳三液化汽中含有的绿油，以提高液化汽的质量。以低压蒸气作为 热源，使碳三馏份大部分汽化而脱去绿油和重组分。该塔操作压力 1.4MPa,顶温 42.8℃,釜温 55℃。 DA-409 塔顶出来的碳三馏份经塔顶冷凝器(EA-431)以冷却水冷凝后进入回流罐(FA-418) 用 GA-424 加压，一部分在流量 FIC-493 控制下返回 DA-409 作回流，其余的作为碳三液化气 在 FA-418 液位 LICA-452 控制下送往界区外，DA-409 釜液在流量控制下送往 DA-404，其中的39 绿油最终送入 DA-405 随汽油送往 DPG 单元。 5.3.15 脱丁烷系统 脱丁烷塔(DA-405)的作用是将进料组分分成两部分，一部分是将混合碳四从塔顶分离出 来，另外从塔釜采出裂解汽油并送往 DPG 单元，该塔操作压力 0.48MPa,顶温 48.2℃,釜温 114.7℃，回流温度 43.2℃,进料温度 71.6℃。 由于 DA-405 没有改造，为了满足改造后的热负荷，将 DA-404 塔釜物料经 EA-466，低压 蒸汽加热后再进 DA-405 第 20 板，塔釜物料由再沸器(EA-413)用低压蒸汽加热，塔顶冷凝器 (EA-414)用冷却水作冷剂，塔顶气相经 EA-414 冷凝后送入回流罐(FA-405)后，用回流泵 (GA-405)打出，一部分在流量 FRC-446 控制下送入 DA-405 作回流，其余的在 FA-405 液位 LICA-429 控制下作为产品送至混合碳四罐，塔釜液在液位 LIC-428 控制下，经并联的两个冷 却器 EA-415 及 EA-419 用冷却水冷却后，作为裂解汽油产品送往 DPG 单元。 5.4 加氢工序： 5.4.1 脱戊烷系统： FB-1311 罐中物料由原料泵(H-GA-101 或 H-GA-151)送入脱戊烷塔（H-DA-151）的第 16 块板或第 18 块板，塔釜热量由塔釜再沸器（H-EA-152）用 MS 蒸汽提供，塔顶气体在塔顶冷 凝器（H-EA-151）用冷却水冷凝后进入回流罐（H-FA-151） ，回流罐中液体一部分由回流泵 （H-GA-152）打回塔顶作为回流；另一部分液体在回流罐液位控制下作为碳五产品送碳五贮 罐（FB-1325）贮存，塔釜液体由 H-GA-153 加压后去脱砷系统。为防止碳五及轻组分发生聚 合反应， 可将阻聚剂从 H-FA-113 罐中用 H-GA-113 打入 H-DA-151 塔回流管线中， 浓度为 90PPm。 5.4.2 脱砷系统： 为除去一段加氢反应器（H-DC-101）进料中微量砷，不使催化剂中毒，将 H-DA-151 塔釜 的 C6～C9 馏份进行脱砷处理， 脱砷剂为过氧化氢异丙苯。 用过氧化氢异丙苯注入泵 （H-GA-112） 将贮罐（H-FA-111）中的过氧化氢异丙苯送入混合器（H-zA-103）与脱 C6～C8 塔（H-DA-101） 塔釜来和物料混合后进入脱砷反应器（H-FA-110）中，脱除微量砷。 5.4.3 H-DA-101 系统： 脱砷反应器顶部出来的 C6～C9 馏份进入 H-DA-101，塔釜热量由塔釜再沸器（H-EA-102） 由 MS 蒸汽提供，塔顶气体 C6～C8 馏份在塔顶冷凝器（H-EA-101）用冷却水冷凝后流入回流40 罐（H-FA-101） ，H-FA-101 罐中液体经 H-GA-102 加压后：一部分送回塔顶作回流；另一部分 在回流罐液位控制下送入沉降分离罐（H-FA-104） ，塔釜液体经 H-GA-111 加压后由塔釜液位 控制进入 BTX 塔（H-DA-102） 。 5.4.4 BTX 塔系统： 来自 H-DA-101 塔釜液体进入 H-DA-102 塔第`16 块塔板，塔釜加热由塔釜再沸器 （H-EA-106）用 MS 蒸汽提供，为了加强传热效果、减少结焦，一部分塔釜液体由强制循环泵 （H-GA-104）加压后经塔釜再沸器换热送回塔釜；另一部分在塔釜液位控制下经碳九馏份冷 却器（H-EA-107）冷却后送入原料罐区的碳九产品贮罐（FB-1321） 。塔顶气体由塔顶冷凝器 （H-EA-103） 用冷却水冷凝后流回回流罐（H-FA-102） ，回流罐中液体经 BTX 塔回流泵加压后： 一部分作为塔的回流送回塔顶；另一部分在回流罐液位控制下送入沉降分离罐（H-FA-104） 。 BTX 塔为负压操作，用 MS 蒸汽通过喷射泵（H-EE-101）将该塔抽成真空，为防止空气进 入系统，该塔设有水封罐（H-FA-103） ，同时为减少 C6～C8 馏份的损失，在塔顶回流罐顶部 设有一台丙烯冷凝器（H-EA-104） ，用 2℃丙烯冷剂将不凝气中 C6～C8 馏份冷凝下来进入回流 罐。 5.4.5 反应部分： 5.4.5.1 第一段加氢反应系统 从前馏来的 C6～C8 馏份进入一段进料缓冲罐（H-FA-105） ，然后用一段加氢反应进料泵 （H-GA-105、H-GA-155）加压后与第一段加氢产品混合稀释，在流量控制下进入第一段加氢 反应器（H-DC-101） ，从分离来的湿氢进入 H-DC-101 与一段反应原料进行加氢反应。反应产 物去一段加氢反应分离罐进行气液分离，气相被分成二部分：一部分去老二段循环氢压缩机 吸入罐（H-FA-107） ；另一部分去新二段循环氢压缩机吸入罐（H-FA-2107） ，反应器压力超高 时可放火炬。液相的去向有三部分：第一部分去一段反应器出口冷却器（H-EA-117） ，然后用 第一段加氢反应器循环泵（H-GA-106、H-GA-156）加压后经过一段循环冷却器（H-EA-108、 H-EA-158）冷却或通过 FFRC-116 打循环返回第一段反应器入口，以控制第一段反应器的反应 温度和双烯值；第二部分经老二段反应器进料泵（H-GA-107）由 FRCA-124 控制送往老二段反 应系统；第三部分经新二段反应器进料泵（H-GA-2107）由 FRCA-2124 控制送往新二段反应系 统。当新二段停车时，部分一段加氢产品可送往界区外；当反应部停车后，为防止 FB-131141 涨库，可将前馏产品经 H-GA-105、H-GA-155 送往界区外。 5.4.5.2 第二段加氢系统： 5.4.5.2.1 老二段系统： 从 H-GA-107 来的物料与第二段反应器（H-DC-102）出料在二段进料预热器（H-EA-109） 内换热后，进入混合喷嘴（H-HG-101） ，从循环氢压缩机（H-GB-101）来的氢气经 1#氢气预热 器（H-EA-110） 、2#氢气预热（H-EA-111）分别与第二段加氢反应器出料换热预后，进入老二 段加热炉（H-BA-101）A 炉进一步加热后到混合喷嘴，在此液体被喷成雾状，被热的氢气流加 热，立即汽化并过热，再进入 B 炉进一步加热到第二段加氢反应所需的温度，送入 H-DC-102 进行加氢反应，加热炉的燃料气调节加热炉的出口温度。老二段加氢反应器出料依次通过 H-EA-111、H-EA-109、硫化氢汽提塔的再沸器（H-EA-115A）和 1#氢气预热器（H-EA-110）进 行换热后， 进入二段出口冷却器 （H-EA-112） 用循环水冷却， 然后进入高压闪蒸罐 （H-FA-106） ， 在高压闪蒸罐中进行气液分离，H-FA-106 顶的大部分循环氢与从一段反应器气、液分离罐 （H-FA-112）来的剩余氢混合后进入压缩机吸入罐（H-FA-107） ；另一小部分循环氢由流量控 制与硫化氢汽提塔(H-DA-103)顶来的含有硫化氢的轻组分气体混合后送往裂解气压缩机的第 三段吸入罐 （FA-203） 或燃料气系统。 H-FA-106 底部的液体在其液位控制下进入 H-DA-103 塔。 5.4.5.2.2 新二段加氢系统： 来自一段加氢反应器气、液分离罐（H-FA-112）的一段加氢汽油，经新二段进料泵 （H-GA-2107）加压后与新二段加氢反应器（H-DC-2102）出料换热器（H-EA-2109）换热后， 送入混合喷嘴（H-HG-2101） ，与从新二段循环氢压缩机（H-GB-2101）来的循环氢进行混合， 进入加热炉（H-BA-2101）进行预热，用加热炉的燃料气量控制加热炉的出口温度，然后进入 新二段加氢反应器（H-DC-2102）进行加氢反应。从 H-DC-2102 出来的物料依次通过 2#氢气预 热器（H-EA-2111） 、二段进料预热器（H-EA-2109） 、硫化氢汽提塔的再沸器（H-EA-2115A） 和 1#氢气预热器（H-EA-2110）进行换热后，进入二段出口冷却器（H-EA-2112）用循环水冷 却，然后进入高压闪蒸罐（H-FA-2106） ，在高压闪蒸罐中进行气液分离，H-FA-2106 顶的大部 分循环氢与从一段反应器气、液分离罐（H-FA-112）来的剩余氢混合后进入压缩机吸入罐 （H-FA-2107） ；另一小部分循环氢由流量控制与 H-DA-2103 顶来的含有硫化氢的轻组分气体 混合后送往裂解气压缩机的第三段吸入罐（FA-203）或燃料气系统，以保证循环氢气中氢气42 组分的衡定。H-FA-2106 底部的液体在其液位控制下进入 H-DA-2103 塔。 当二段加氢反应系统压力偏低或循环氢组分变重时，可以由流量控制补入一部分新鲜氢 气到新、老循环氢压缩机吸入罐中。 5.4.6 硫化氢汽提塔： 从 H-FA-106 来的液体进入硫化氢汽提塔（H-DA-103） ；从 H-FA-2106 来的液体进入硫化 氢汽提塔（H-DA-2103） 。在 H-DA-103 塔中加热由塔釜再沸器（H-EA-115B）用 MS 蒸汽提供， 另一部分加热由塔釜再沸器（H-EA-115A）用 H-DC-102 反应器出料来加热。H-DA-103 顶馏份 经塔顶冷凝器（H-EA-114）用冷却水冷凝后流入回流罐（H-FA-114） ，回流罐中液体用泵 （H-GA-114）加压后：一部分送往塔顶作回流，另一部分返回 H-FA-114 罐，H-FA-114 罐中不 凝气去燃料气系统或去 GB-201 三段吸入罐（FA-203） 。H-DA-103 塔釜液体经 H-EA-113（与 H-DA-103 塔进料换热） 、H-EA-116（用冷却水来冷却）冷却后，在塔釜液位控制下作为加氢汽 油产品送往界区。在 H-DA-2103 塔中加热由塔釜再沸器（H-EA-2115B）用 MS 蒸汽提供，另一 部分加热由塔釜再沸器（H-EA-2115A）用 H-DC-2102 反应器出料来加热。H-DA-2103 顶馏份经 塔顶冷凝器（H-EA-2114）用冷却水冷凝后流入回流罐（H-FA-2114） ，回流罐中液体用泵 （H-GA-2114）加压后：一部分送往塔顶作回流，另一部分返回 H-FA-2114 罐，H-FA-2114 罐 中不凝气去燃料气系统或去 GB-201 三段吸入罐（FA-203） 。H-DA-2103 塔釜液体经 H-EA-2113 （与 H-DA-2103 塔进料换热） 、H-EA-2116（用冷却水来冷却）冷却后，在塔釜液位控制下作 为加氢汽油产品送往界区。 当二段反应系统长时间不能运行时，可将一段反应器出料经 H-FA-112 罐气、液分离后， 由 H-GA-107A/B 或 H-GA-2107 泵加压后经过旁通管线，通过二段进料预热器（H-EA-109 或 H-EA-2109）和混合喷嘴旁通进入高压闪罐（H-FA-106 或 H-FA-2106） ，然后把高压闪蒸罐中 液体向 H-DA-103/H-DA-2103 塔进料，经汽提掉硫化氢和轻组分后作为车用汽油掺合原料送出 界区。43 六、工艺条件一览表序号 仪表位号 裂解炉系统 1 FIC101-107 去各组炉管原料油量 /110 A～F 2 FIC101-107 去各组炉管的稀释蒸汽量 /110 G～M 3 4 FIC108A～D 去 BA-108 乙烷进料 FIC108E～H 去 BA-108 的 DS 进料 Nm /h kg/h. coil 5 6 PI101-110G 汽包压力 PICA101-11 炉膛负压 0H 7 8 9 10 PIA-110 PIA-112 PICA-150 AGO 的总管压力 NAP 的总管压力 DS 总管压力 MPa MPa MPa ℃ 1.33 1.22 0.58 214 MPa mmH2O 12.3 -1.2～-2.53测量对象单 位指 标备注kg/h. coilAGO：3815 NAP：3500 HGO/HVGO：―kg/h. coilAGO：2861 NAP：2275 HGO/HVGO：― TIC101-107 急冷器出口裂解气温度 /110B-D11TIC101-107 炉管出口裂解气温度 /110G-M℃AGO：795 NAP：835 HGO/HVGO：78512TUI101-107 炉膛温度 /110R℃10601100℃（MAX）13 14TIC108A-D TUI-108L炉管出口裂解气温度 BA-108 炉膛温度℃ ℃841 ℃（MAX）44 15 16TUI-108MBA-108 烟气温度℃130 68%LICA101-10 汽包液位 7/110A序号 17仪表位号 LC101-107/ 汽包液位 110B测量对象单 位指 标 73%备注LC-101B 正常时设定 值应高于 LICA-101A18 19 20LICA-108A LC-108B LIC-162FA-108（汽包）液位 FA-108（汽包）液位 EA161 液位68% 73% 80% 同上蒸汽加热 炉系统 21 22 FRA-190 PDIC-189 BA-109 送出的超高压蒸汽 BA-109 油汽压差 kg/h MPa .21 油压：0.38MPa 汽压：0.59MPa 23 24 25 26 27 PRC-191 PICA-192 PIC-193 TRCA-130 LICA-150 燃料气系统 28 29 30 31 PIC-941 PIC-946 TIC-941 LICA-941 FA704 罐压力 FA703 罐送出 FG 压力 FA703 罐送出 FG 温度 FA704 罐液位 MPa MPa ℃ % 0.4 0.3 40 60 BA-109 超高压蒸汽压力 BA-109 炉膛负压 FA-124 闪蒸罐压力 BA-109 出口 SS 温度 FA-124 闪蒸罐液位 MPa mmH2O MPa ℃ % 11.7 -2.0～-5.0 1.65 500～525 60BA-111 裂解炉 32 FIC1111A-F kg/h AGO5040 NAP4563 HVGO4125 33 FIC1117A-F kg/h AGO3780 NAP2281 HVGO309445 34FIC1114A-Fkg/hAGO2268 NAP1369 HVGO1856序号 35仪表位号 TC11101测量对象单 位 ℃指 标 AGO799 NAP830 HVGO785备注36FC1111t/hAGO30.242 NAP27.380 HVGO24.75037 38 39 40 41TDC1116A-F 急冷器出口 TC11184B TC11183B FC11141℃ ℃ ℃ ℃ kg/h40 217 480 520 AGO35994 NAP30669 HVGO3123442 43 44 45 46 47LIC11101 LC11102 TDC1113A-F S11104 PIC111 FIC-C110 热油去 EA-134% % ℃ % 10 Pa t/h50 60 0 2-3 -12~-25 236.863 与 LICA―C111 构成 串级回路48 49FI-C121 FRC163EA135 出口热油 DA101 汽油回流t/h t/h113.538 135.060 与 TRCA120 构成串 级回路50 51 52FRC168 FRC171 FIC175裂解柴油产出去罐区 裂解燃料油产出 DA104 塔上部 QW 返回t/h t/h t/h4.730 13.694 520.046 53 54 55 序号 56 57 58 59 60 61 62 63 64 65 66 67 68 69 70 71 72 73 74 75 76 77 78 79 80 81FIC176 FI177 FIC184 仪表位号 FIC192 FIC195 FIC199 LICA-C111 LICA121 LIC124 LRA131 LIC132 LIC133 LRA141 LRCA143 LICA145 LIC162 LI―163 PICA150 PICA152 PDI162 PIA164 PIC168 PDI169 PIC175 PIC177 PDIC178 PIA180 PIA182 PIA183DA104 塔下部 QW 返回 进 EA129QW 总流量 急冷油去第二急冷器 测量对象 加热 EA162 的 LS 量 DA160 塔上部 QW 返回 DA105 塔上部 PW 进料 FA150 罐液面 FA115 罐液面 FA160 罐液面 DA101 塔釜液面 DA102 塔釜液面 DA103 塔釜液面 FA120 罐水侧界面 FA120 罐油侧油液面 DA105 塔釜液面 EA161 水侧液面 DA160 塔釜液面 EA128B 出口 DS 压力 EA128 出口高压 DS 压力 DA101 塔压差 GA104 出口压力 DA160 塔釜压力 DA160 塔压差 DA104 塔顶压力 DA104 塔釜 EA129 急冷水进水 GA107 出口压力 GA109 出口压力 GA110 出口压力t/h t/h t/h 单 位 t/h t/h t/h % % % % % % % % % % % MPa MPa MPa MPa MPa MPa MPa MPa MPa MPa MPa MPa9.0
指 标 6.150 64.675 138.286 50 50 50 50 50 50 50 50 50 50 50 0.62 0.70 0.015 1.03 0.068 0.007 0.062 0.065 0.35 1.06 0.61 1.10与 TIC125 串级与 TIC176 串级 备 注与 FIC181 分程调节 与 TC183 串级与 FIC-C110 串级控制 DA102 进料 控制 DA103 进料控制汽油去 DA201 控制 DA105PW 进料 控制 EA161PW 进料A、B 阀分程控制 A、B 阀分程控制控制补入 N2 或 FG控制物料放火炬 控制补入 N247 82 83 84 序号 85 86 87 88 89 90 91 92 93 94 95 96 97 98 99 100 101 102 103 104 105 106 107 108 109 110PIA185 TIC-C112 TRCA120 仪表位号 TIC125 TIC128 TIC144 TIC164 TIC176 TI181 TC183 TUI133 TUI134 TUI135 TUI153 TUI155 TUI159 TRC201 LICA201 TSHH214 PRCA201 LICA205 LICA207 LICA209 LICA211 FIC205 LICA266 LICA267 LICA268 FIC275GA108 出口压力 DA101 热油返回 DA101 塔顶温度 测量对象 DA104 塔釜温度 出 EA128 过热高压 DS 温度 DA104 下部 QW 返回 EA163 出口急泠油 DA101 塔裂解气进料 DA160 塔顶温度 DA160 塔釜温度 DA101 塔裂解气进料 DA101 塔釜温度 DA―101 塔顶温度 DA―104 塔顶温度 DA―104 塔釜温度 DA―105 塔釜温度 DA201 塔灵敏板温度 DA201 塔液面 一段吸入温度 一段吸入压力 FA202 缶水相液面 FA202 缶油相液面 FA203 缶液面 FA204 缶液面 三段出口流量 FA205 缶水相液面 FA206 缶水相液面 FA206 缶油相液面 五段出口流量MPa ℃ ℃ 单 位 ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ % ℃ MPA % % % % Nm3/h % % % Nm3/h0.58 130.0 104.7 指 标 84.8 200.0 55.0 163 197.1 42.0 77.5 197.1 194.9 104.7 42.0 84.8 125.2 66-70 50 38~44 0.055-0.6 25-30 20-25 25-30 25-30 -30 25-30 20-25 ℃联锁 与 FIC195 串级 与 FIC184 串级 与 FRC163 串级 备 注与 FIC176 串级 控制过热 MS 流量 控制 QW 旁通 EA12948 111 112 113 序号 114 115 116 117 118 119 120 121 122 123 124 125 126 127 128 129 130 131 132 133 134LICA275 LIC276 LICA277 仪表位号 LIC278 LIC279 LIC280 TIC236 TIC290 PIC261 TIC235 TIC288 PRCA255 FIC245 LIC245 FI247 FI248 FI247B FIC249 LIC255 LIC255B LIC221 S233 S213 S231DA204 塔油相液面 DA204 塔水相液面 FA208 缶油相液面 测量对象 FA208 缶水相液面 DA202 塔水相液面 DA202 塔釜液面 DA202 塔灵敏板温度 DA202 塔物料入口温度 DA202 塔压力 FA208 缶入口温度 FA208 缶入口温度 GB201 五段出口压力 DA203 塔进洗涤水量 DA203 塔洗涤段液面 DA203 塔下段碱洗量 DA203 塔上段碱洗量 DA231 塔循环碱量 DA203 塔补碱量 FA236 碱液面 FA236B 碱液面 DA231 塔釜液面 DA203 下碱浓度 DA231 碱浓度 DA203 塔出口裂解气酸性气体 浓度% % % 单 位 % % % ℃ ℃ MPa ℃ ℃ MPa Kg/h % t/h t/h t/h20-30 25-35 20-30 指 标 25-35 25-35 50 57-59 45-55 0.96-0.98 13-16 13-16 3.6-3.85
60-80 60-80 60-80 以 S213 浓度补 备 注% % % %wt %wt70-75 50-70 30-60 &5 0-3 H2S&1ppm CO2&5ppm135 136 137 138TUI211 TUI262 TUI264 TRA2021三段出口冷却后温度 五段入口温度 五段出口冷却后温度 GB201LO 供油温度℃ ℃ ℃ ℃38-42 38-42 38-42 38-4249 139 140 141 序号 142 143 144 145 146 147 148 149 150 151 152 153 154 155 156 157 158 159 160 161 162 163 164 165 166 167TRA3021 PRC501 TIC500 仪表位号 FIC501 PIC502 PRC510 FIC511 PIC520 TUI505 LIC540 LIC508 LIC511 LIC526 LRA529 TUI510 LIC503 LIC503B ULICA904 LIC5011 TRA5011 PRC601 TIC601 FIC600 FIC601 FIC602 TIC600 PRA604 TUI604 LIC603GB301LO 供油温度 一段吸入压力 一段吸入温度 测量对象 一段吸入流量 二段补入压力 三段补入压力 四段补入流量 四段排出压力 四段排出温度 FA-551 液面 FA-501 液面 FA-502 液面 FA-503 液面 FA-504 液面 FA-506 出口温度 EA-605 液面 EA-605B 液面 复水器液面 SO 高位槽液面 LO 供油温度 一段吸入压力 一段吸入温度 一段吸入流量 二段补入流量 三段补入流量 三段吸入温度 三段排出压力 三段排出温度 FA-602 液面℃ MPa ℃ 单 位 Nm3/h MPa MPa Nm3/h MPa ℃ % % % % % ℃ % % % % ℃ MPa ℃ Nm3/h Nm3/h Nm3/h ℃ MPa ℃ %38-42 0.038-0.042 &-38 指 标 000 0.18 0.534
1.7-1.8 &95 &5 &5 20-30 20-30 40-70 25-40 50 50 50 50 38-42 0.017-0.02 &-98 00--13000 &-50 1.60-1.75 &55 20-30 80℃联锁 120℃联锁 备 注50 168 169 170 序号 171LIC610 LRA614 LIC503 仪表位号 LIC503BFA-603 液面 FA-604 液面 EA-605 丙烯液面 测量对象 EA-605B 丙烯液}
乙烯装置工艺规程
乙烯装置 工艺技术规程Q/YZJ04-250.11-2000扬子石油化工股份有限公司烯烃厂 乙烯装置 工艺技术规程审批表扬 子 石 油 化 工 股 份 有 限 公 司年月日扬 子石油化工股份有限公司技术
处处长年月日扬子石油化工股份有限公司烯烃厂总工程师年月日扬子石油化工股份有限公司技术科科长年月日扬子石油化工股份有限公司烯烃厂乙烯车间主任年月日1 目录一、 二、 三、 四、 五、 六、 七、 八、 九、 十、装置概况 产品说明 原辅材料规格 公用工程条件一览表 生产工序 工艺流程叙述 工艺条件一览表 分析控制一览表 副产品及废物处理一览表 正常开停车及主要异常情况处理十一、 装置的主要联锁及重要机组设备的开停方法及维护保养 十二、 安全生产基本原则 十三、 设备一览表 十四、 工艺流程图及关键设备结构图2 一、装置概况 乙烯装置是 1979 年从日本东洋工程公司引进，于 1987 年 7 月建成投产，本装置利用常 压柴油（AGO） 、石脑油（NAP） 、HGO/HVGO 混合油、循环乙烷作为原料，通过高温裂解，深冷 分离出主产品乙烯和丙烯以及副产品混合碳四，碳三液化气，甲烷，氢气和加氢汽油。年产 30 万吨聚合级乙烯，16 万吨聚合级丙烯。1995 年 12 月装置生产能力改造扩大为年产 40 万吨 乙烯，18 万吨聚合级丙烯。 装置采用美国鲁姆斯公司的专利技术,裂解单元采用 SRT 型裂解炉； 分离单元采用深冷顺 序流程；裂解汽油加氢单元采用鲁姆斯 DPG 两段加氢技术。 本装置设计每年操作 8000 小时， 裂解原料消耗量为： 526800 吨/年、 AGO HGO/HVGO 396000 吨/年、混合石脑油 396000 吨/年、循环乙烷 108040 吨/年。 为确保安全及保护环境，设置有火炬装置 、污水处理装置。二、产品说明 2.1、乙烯： H H 2.1.1 分子式： C2H4 结构式： H C C H2.1.2 物理性质： 乙烯系无色气体，有窒息性醚类或淡甜的气味。项目名称 沸点液体比重 熔点 沸点 闪点 自燃点 临界温度 临界压力 临界密度 单位 D4 ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ Pa(G) kg/m3 t乙烯 0. -103.71 &-66.7 543 9.9 5.049*10 22763 比热(15.6℃常温) Cp/Cv 蒸发潜热(沸点) 低热值 高热值 在空气中爆炸范围 J/kg J/kg J/kg 10 （?）-2Cp=0.3622,Cv=0. 4.83*10 4.66*10 4.99*105772.7～362.1.3 化学性质：催化剂O 2CH2 CH2氧化反应：2C2H4+ O2250℃催化剂2C2H4+ O2CH3 CHOC2H4+ 3O22CO2+ 2H2O加成反应： C2H4+H2 ???????????????????????????????C2H6 H2SO4 ????????????????????????????C2H5OH80-85℃C2H4+H2O烷基化反应：AlCl3C2H5C2H4 +80-90℃催化剂聚合反应：nC2H4-(-CH2-CH2 -)-n2.1.4 产品规格：质量项目 单位 优级指标 一级指标4 乙烯纯度 甲烷+乙烷 碳三+碳三以上 乙炔 CO CO2 氧 硫(以 H2S 计) 水 氢气 甲醇 氯(以 HCL 计)10 ?-2?99.95 ?0.05 ?10 ?5 ?1 ?5 ?1 ?1 ?1 ?5 ?5 ?1?99.9 ?0.1 ?50 ?8 ?5 ?10 ?2 ?1 ?10 ?10 必要时测定 必要时测定10 ?-210 ?-610 ?-610 ?-610 ?-610 ?-610 ?-610 ?-610 ?-610 ?-610 ?-62.2、丙烯： H 2.2.1 分子式：C3H6 结构式： H C H H C H C H2.2.2 物理性质：丙烯系无色气体，有窒息性醚类或淡甜的气味，液体丙烯的沸点为 -47.7℃。与 NO2，N2O4，N2O 等起激烈的反应，也与氧化性物质起激烈的反应而发生爆炸。项目名称 沸点液体比重 熔点 沸点 闪点 自燃点 临界温度 临界压力 临界密度 比热(15.6℃常温) 单位 D4 ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ Pa(G) kg/m3 t丙烯 0.5 -47.7 &-66.7 455 91.89 4.54*10 232 Cp=0.3541,Cv=0.306965 Cp/Cv 蒸发潜热(沸点) 低热值 高热值 在空气中爆炸范围 J/kg J/kg J/kg 10 （?）-21.*10 4.58*10 4.89*105772～11.72.2.3 化学性质： 氧化反应： 2C3H6 + O2催化剂O 2CH2 CH CH3250℃2C3H6 + 9O26CO2+ 6H2O加成反应：C3H6+H2 ????????????????????????????????C3H8烷基化反应： C3H6 +AlCl3 CH 95℃ CH3CH3催化剂CH3 -(-CH-CH2 -)-n聚合反应：nC3H62.2.4 产品规格：质量项目 丙烯纯度 烷炔 乙烯 甲基乙炔和丙二烯 乙炔 一氧化碳 单位 L/L L/L ml/m ml/m ml/m ml/m3质量指标（优级品） 不小于 0.996 不大于 0.004 不大于 10 不大于 5 不大于 1 不大于 13336 二氧化碳 氧 丁烯+丁二烯 硫(以 H2S 计) 水 氢 甲醇 氯（以 HCL 计）ml/m ml/m ml/m3不大于 3 不大于 1 不大于 2 不大于 1 不大于 2.5 不大于 5 不大于 1 不大于 133mg/kg mg/kg ml/m3mg/kg ml/m32.3 加氢裂解汽油 2.3.1 分子式: C6H6、C7H8、C8H10结构式：、CH3CH3、CH32.3.2 物理性质：加氢汽油系无色有刺激气味的液体，30℃时外观光亮透明。主要组成为苯、甲苯、 二甲苯。 2.3.3 化学性质： AlX3 +RX R +HX烷基化反应：氧化反应： KMnO4CH3COOH+△ Pt，170℃加成反应： + 3H2 磺化反应： + 2.3.4 产品规格 H2SO4Ni，加压，加热 SO3H +H 2O质量名称 密度(20℃) 溴价目 双烯 水单位 kg/m3 gBr/100g gI/100g ------指标值 报告 不大于 0.5 不大于 0.2 无游离水7 砷 硫 C5 C9ug/kg mg/kg kg/kg kg/kg不大于 5 不大于 1 不大于 0.03 不大于 0.0152.4 产品用途： 乙烯和丙烯都是有机化学工业的基本原料，乙烯、丙烯及其衍生物，构成了三大合成材 料及其整个石油化学工业的基础。 本装置的主要产品乙烯用于生产低压高密度聚乙烯，环氧乙烷及乙二醇，并生产乙醛和 醋酸；丙烯产品用于本体法生产聚丙烯；加氢汽油供芳烃厂作芳烃抽提的原料；只经过一段 加氢的裂解汽油还可用作燃料； 联产品混合碳四送丁二烯抽提装置生产 1.3-丁二烯;湿氢外送 尤里卡装置;干氢外送塑料厂和自用;其它副产品裂解燃料油、裂解柴油、甲烷、富氢、碳三 液化气等作为工业炉燃料和民用液化气。碳五、碳九可用作石油树脂、溶剂油生产原料。 三、原辅材料规格序号 1 名称 轻石脑油 （LNAP） 2 石脑油 控制项目 密度（20℃） 馏程，干点 ASTM 比重 单位 Kg/m ℃ ℃3技术指标 500~660 ≤67 IBP 42±10 10% 63±10 30% 80±10备注50% 95±10 70% 90% EBP %(wt) H 113±10 140±10 207±10 约 15BMCI 约 10.5 g/cm (d4 ) 3 HVGO ASTM 比重 ℃ IBP 362±10 10% 370±103 20比重 0.71±0.018 30%401±1050% 432±10 70% 90% EBP 10 (wt) 10 (wt)-6 -6468±10 506±10 524±10 5±1 1±0.05S NBMCI 6-8 g/cm3(d420 ) 4 HGO ASTM 比重 ℃ IBP 276±10 10% 279±10 30% 287±10 比重 0.830±0.0150% 297±10 70% 90% EBP 10 (wt) 10 (wt)-6 -2307±10 319±10 326±10 2±0.05 1±0.03S NBMCI 16±4 g/cm3(d420 ) 5 阻聚剂 g/cm3(d420 ) ℃ ℃ mm /s(40 ℃) % % 6 缓蚀剂 g/cm (d43 202比重 0.817±0.01 密度: 0.9~0.95 凝固点: &-35 闪点: &70 粘度: 3-5 水份: &1 杂质: &0.02外观: 棕褐色粘稠液 体KM6069 ) ℃比重: 0.86-0.96 凝固点: &-10 溶解性: 油溶性 缓蚀率: &50℃闪点: ≤157抗氧化剂 ℃ g/cm (d4 )3 20外观: 褐色油状液体 凝固点: &-10 比重: 0.86-0.92 溶解性: 与芳烃类溶 剂混溶 胺值: &10 ℃(开口) 闪点: &65KM2028CHP(过氧化 氢异丙苯) % g/cm (d4 ) % %3 20外观: 淡黄色透明液 体 含量: 27~30 密度: 0.936 异丙苯:≤70 残氧: ≤0.3 PH 值: 3-4.5 % 杂质: (苯乙酮、二甲 基苄、α -甲基苯乙 烯)&2.59硫醇℃ ℃ g/cm (d4 ) mm /s(20 ℃)2沸点: 109.6±1.5 凝固点: -84.7±120DMDS3比重: 1. 粘度: 0.62 闪点: 1610 ℃(开口) 10 11 12 碱 甲醇 碳二加氢催 化剂 mm g/ml N/颗 %(wt) % 20±2 &99 组份 Pd/Al2O3 外观 土黄色球状 颗粒尺寸 Ф 2.5~5.0 堆积密度 0.74~0.88 压碎强度 &50 寿命 预计&3 年 13 碳三加氢催 化剂 mm g/ml N/颗 组份 Pd/Al2O3 外观 土黄色球状 颗粒尺寸 Ф 2.5~5.0 堆积密度 0.80~0.96 压碎强度 &50 寿命 预计&3 年 14 甲烷化催化 剂 Mm 组份 Ni/Al2O3 外观 黑灰色条状或 球型 颗 粒 尺 寸 Ф 6*5-10 g/ml m2/g % （条状）Ф 5*-8（球 状） 堆积密度 0.8~1.0 (条 状) 0.7~0.8g/ml(球状) 比表面积: 170-200 磨耗: ≤8 J10315一段汽油加 氢催化剂 g/ml m2/g N/颗LY860111 16二段汽油加 氢催化剂 g/ml m /g N/颗2组 份 : MoO3 CoO/ Al2O3 堆积密度: 0.630±30 比表面积: 220±20 抗体强度: &70 寿命 预计 3~5 年 组份: MoO3 NiO CoO g/ml m2/g N/颗 / Al2O3 堆积密度: 0.70±0.05 比表面积: 170±20 抗体强度: &40 寿命 预计 3~5 年LY8602CLY9702173A0 分子筛 g/ml0组份:K12[(AlO2)12(SiO2)12] XH2O 堆积密度: φ 1.6 640.8±5 φ 3.2 704.8±5 孔径:φ 1.6 3±0.1 φ 3.2 3±0.1A四、公用工程条件一览表序号 名称 单位 技术指标 备注12 1蒸汽 SS：温度 压力 HS：温度 压力 MS：温度 压力 LS：温度 压力 PS：温度 压力 ℃ Mpa ℃ Mpa ℃ Mpa ℃ Mpa ℃ Mpa 500~525 11.7 390 4.26 295 6 210 3.5 饱和 3.52锅炉给水 硬度 总铁 总铜 硅 油 导电性 温度 mg/kg mg/kg mg/kg mg/kg us/cm ℃ 0 &0.03 &0.02 &0.02 0 &0.3 148/1743循环水 供水（SW）压力 供水（SW）温度 回水（RW）压力 回水（SW）温度 Mpa ℃ Mpa ℃ 0.5 （MIN） 33（MAX） 0.2 （MIN） 45（MAX）4电 动力电：13 电机 150KW 以上 电机 150KW 以下电 机 0.2KW 以下 控制线路： 交流 直流 仪表电路： 交流 直流 照明电： 交流 直流 交流 5 仪表风 露点 压力 6 氮气 纯度 露点 压力 温度 7 压缩空气 露点（0.7Mpa 下） 压力 温度 五、生产工序： 4.1 裂解工序：V V VV V380 220V V100 24V V V220 220 24 事故电源 手提灯℃ Mpa&-40 &0．6% ℃ Mpa ℃&99.5 &-40 0.5~0.7 环境温度℃ Mpa ℃&-40 0．9 10~4014 4.1.1 任务： 接收来自原料罐区来的常压柴油 （AGO） 石脑油 ， （NAP） 轻石脑油 ， （LNAP） ， 或加氢尾油（HGO）/加氢裂化尾油（HVGO）混和料及分离部分返回的循环乙烷分别送入鲁 姆斯 SRT-III 和 SRT-IV（HC）及 SRT-I 型炉内，加稀释蒸汽（DS）进行裂解，得到的裂解气 （即：氢气、甲烷、乙烯、丙烯、丁二烯、裂解汽油、裂解燃料油等组分的混合物）经废热 锅炉急冷，油冷、水冷至常温，回收部分热量，并把其中大部分油类产品分离后送入后续工 序。负责接收从水气车间来的高压锅炉给水并将其转化为压力 11.7Mpa、温度 500～525℃的 超高压蒸汽（SS） 。接收本装置分离工序返回的甲烷氢及补充的碳四抽余油（C4Rf）等物料经 混合、汽化后做为裂解炉、蒸汽过热炉、开工锅炉及加氢单元加热炉的燃料气。 4.1.2 基本原理： 大分子烃类的热裂解反应是十分复杂的，在一定的温度、压力下，烃类的裂解过程大致 如下：石蜡烃（直链烷烃）几乎全部可以发生断链，生成较低分子量的烯烃和烷烃，环烷烃 除发生开环裂解，生成较低分子量的烯烃和烷烃外，还可以脱氢芳烃异构化，生成缩合芳香 环化合物，芳环基本上不发生裂解，只是侧链可以由长链变成短链，或者缩合成多环烃，在 更高的温度下还可以进一步变成胶质、焦油。 裂解反应包括一次反应和二次反应，一次反应是大分子烃裂解变成小分子烃（如：烯烃、 烷烃、炔烃、双烯烃和氢的反应） ；二次反应是在一次反应过程中生成各种不饱和中间产物的 反应（如：加氢、脱氢、缩合、分解反应） 。此次反应是人们不希望发生的，因为它往往生成 双烯烃、多环烃、稠环烃、芳烃、炔烃、胶质、焦油等物质，这不仅降低了烯烃收率，多耗 了原料，而且不利于装置的长周期安全稳定运行。为了减少不必要的二次反应，裂解过程通 常采用高温、短停留时间、低烃分压。 4.2 压缩工序： 4.2.1 任务：将来自裂解工序的裂解气，经五段压缩后，将压力提高到３.７MPa，为深 冷分离提供条件。裂解气在压缩过程中，逐段冷却和分离，除去重烃和水，并在三段出口设 有碱洗，除去裂解气中的酸性气体，为分离系统提供合格的裂解气。制冷系统构成丙烯、乙 烯、甲烷复叠制冷工艺，为深冷分离提供－４０℃、－２３℃、２℃、１８℃四个级别的丙 烯冷剂；-62℃ 、-75℃、-101℃三个温度级的乙烯冷剂和-135℃级甲烷冷剂。乙烯、丙烯系统 为多段压缩，多级节流的封闭循环系统。甲烷制冷系统采用开式循环。15 4.2.2 基本原理： 4.2.2.1 裂解气压缩 裂解气压缩采用多段压缩，逐段冷却的方法使裂解气达到升压的目的，这样既降低了压 缩比，减少了压缩功耗，又降低了排气温度，减少了聚合物的生成（在温度高于 93℃时裂解 气中的双烯烃易产生缩聚反应，生成聚合和缩合物） 。同时在压缩机每段入口注入芳烃洗油， 冲洗通道，防止聚合物和焦油的沉积， 。 压缩后的裂解气经换热器用冷却水降温后，一部分重质烃和水被冷凝，经分离罐被分离， 从而减少了后系统的负荷。 五段吸入罐中的液态烃和干燥器进料洗涤塔塔釜液相中含有一定量的碳三和其它组分， 为避免这部分烃的损失，增加乙烯、丙烯的收率，将其送入凝液汽提塔，气提出的轻烃返回 四段吸入罐，碳三以上组份送入后系统。 4.2.2.2 裂解气中酸性气体的脱除 经三段压缩后的裂解气去碱洗塔，用 20%的 NaOH 水溶液吸收裂解气中的 H2S、CO2 等酸性 气体；高压、低温有利于吸收，但在高压下重组分易聚合，吸收的选择性下降，故碱洗塔设 在裂解气压缩机三段出口。 吸收反应如下： CO2 + 2NaOH Na2CO3 + 2NaHCO3 Na2S 2NaHS Na2S + 2H2O + Na2CO3 RSNa + H2O + 2H2O H2ONa2CO3 + H2O + CO2 H2S Na2S COS + + + 2NaOH H2S 4NaOH NaOHRSH +4.2.2.3 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，得到 不同的沸点温度，并且由于液体在沸腾蒸发时需要吸收大量的热量作为蒸发热，所以将需冷 却的物质与它换热被冷却，当压力一定时，液体的蒸发温度就保持一定，因此，供给的热能16 只能改变液体的蒸发量而不能改变蒸发温度，要改变蒸发温度就必须改变蒸发压力。 由于甲烷的临界温度为-82.1℃，乙烯的临界温度为 9.9℃。丙烯的临界温度为 91.9℃。 为了得到不同级别的冷剂，本装置组成了丙烯---乙烯---甲烷复叠式制冷系统。采用压缩来 提高冷剂压力，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。 理论上，在真空中蒸发能得到更低的温度，但从安全角度考虑，真空操作容易使空气漏 入系统造成危险，通常不采用在真空状态下操作。 4.3 分离工序： 4.3.1 任务：将压缩工序来的裂解气，经脱水、深冷、加氢和精馏等过程，获得高纯度 的乙烯、丙烯，同时得到付产品 H2、CH4、C3LPG、混合碳四馏份及裂解汽油。本工序还负 责乙烯、丙烯和 C4′S 产品的贮存、输送以及火炬和火炬气回收等单元的操作。 4.3.2 基本原理： 4.3.2.1 裂解气的干燥 低温下，水易结冰或与重组份生成水合物堵塞管道和设备，因此，裂解气在进行深冷分 离之前必须彻底脱水。本装置采用 3A0 分子筛选择吸附的方法来脱除裂解气中的水份。吸附可 分为物理吸附和化学吸附，本装置采用物理吸附，吸附的作用主要是由于固体的表面力，3A0 分子筛的化学式是 K12??AlO2?12?SiO2?12?.XH2O 3A0 分子筛具有憎烃、亲水的特点，在裂解气与水的混合气体中，优先吸附水，在适当加 热后所吸附的水能被解吸，脱水后的分子筛又可以在较低的温度下吸附水份，循环使用。 4.3.2.2 冷箱 使用冷箱目的在于用尾气本身节流制冷或利用其它液体的相变热来制冷，使裂解气逐级 冷凝，逐级分离，最终分离出甲烷和富氢产品。 节流原理是根据焦耳―汤姆逊效应，即气体物质在其转化温度以下，绝热膨胀，使自身 温度下降，且在相同条件下同一种物质在节流前后，压力降越大，温度差也越大。本装置利 用低温的尾气以及冷剂如甲烷、乙烯、丙烯与裂解气进行热交换，将裂解气中的碳二以上组 分逐渐冷凝，分离出氢气和甲烷。另外，使其它物料冷凝或降温，回收低能位的冷量。 本装置冷箱为前冷流程，是采用把裂解气逐渐冷凝，同时把冷凝下来的液体物料分股送17 入脱甲烷塔的不同部位，这样既节省了低温度级的冷剂用量；又因冷凝温度高低不同，冷凝 液中的组份也由重变轻，根据其温度和组份浓度的不同，将其送入相应的塔板，相当于物料 在进塔之前进行了预分馏，减轻了塔的负荷，提高了塔的处理能力。由于氢气在冷箱被分离， 故提高了脱甲烷塔进料中甲烷和氢气的分子比值，从而提高了乙烯的回收率。 4.3.2.3 精馏 本装置的精馏主要采用浮阀塔常规精馏。进入精馏部分的裂解气主要是 C1～C9 的各种烃 类混合物，由于液体混合物中所含组份的沸点不同，在同一温度下各组分的挥发度不同，当 其在一定温度下部分汽化时，因低沸物（或称轻组分）易于汽化，故在气相中的浓度较液相 高，而液相中高沸物（或称重组分）的浓度较气相高，这就改变了气液两相的组成。当对部 分汽化所得的蒸汽再进行部分冷凝时，因较高沸点烃易于冷凝，使冷凝液中高沸物的浓度较 气相高，而未凝气中低沸腾物的浓度相对又提高了，这样多次地进行部分汽化和部分冷凝， 最终在液相中得到较纯的重组分，而在气相中得到较纯的轻组分。精馏就是基于这种方法使 混合物料得到分离，精馏塔的每一块塔板上都同时进行部分汽化和部分冷凝。为了实现塔板 上的部分汽化和部分冷凝同时进行，提高塔板效率，必须提供部分汽化所需的热量和部分冷 凝所需的冷量，这由塔釜再沸器和塔顶冷凝器来完成，于是热能在各塔板上进行传递，同时 在传热过程中也完成了传质过程。 4.3.2.4 乙炔加氢 乙烯、乙烷混合物料中含有 0.4～0.8%乙炔，由于乙烯和乙炔的挥发度很接近，很难用 精馏方法来进行分离，本装置乙烯产品中乙炔浓度必须小于 5×10-6φ 才能满足下游装置的需 要，故采用催化选择加氢的方法将乙炔转化为乙烯或乙烷。 本装置乙炔转化器采用的钯催化剂型号为 BC-1-037，其主要反应如下： Pd 主反应：C2H2 + H2 Pd 副反应：C2H2 + 2H2 Pd C2H4 + H2 C2H6 +31Kcal/Kmol C2H6 +74 Kcal/Kmol C2H4 +43Kcal/Kmol18 Pd n C2H2 Pd C2H2 2C+H2 +12Kcal/Kmol （ C2H2）n +31Kcal/Kmol乙炔加氢的主反应主要分三步完成 第一步：乙炔和氢气扩散至催化剂表面，并在活性中心（Pd）上吸附一个 C2H2 或一个 H2 分子。 第二步：在活性中心（Pd）上吸附的 C2H2 再吸附一个 H2 进行加成反应，或活性中心（Pd） 上吸附的 H2 再吸附一个 C2H2 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被吸附的能力远比乙炔小。一旦乙炔转化成乙烯， 便很快被脱附，不能及时脱附的有可能进一步加氢生成乙烷，然后再脱附。 当活性中心上吸附了乙烯和氢以后也进行加成反应，生成乙烷，当温度升高时，氢气被 吸附的能力变弱，或者氢气不足时，活性中心上可以同时吸附几个乙炔分子，这样就发生聚 合反应，生成乙炔低聚物（绿油） 。 从以上反应过程可见，乙炔加氢要求催化剂对乙炔的选择性要好，对乙烯的吸附能力要 低。这样可以提高乙烯收率。 影响乙炔加氢反应的因素很多，如：进料温度、氢/炔比、炔烃分压、反应时间、一氧化 碳浓度、硫含量以及催化剂使用时间的长短等对催化剂的活性和选择性都有影响。 4.3.2.5 丙炔和丙二烯加氢 本装置采用了丙二烯/甲基乙炔液相加氢的方法，使用钯催化剂，型号为 BC-L-83 液相加氢与气相加氢相比具有操作稳定、反应选择性高、丙烯增益高及节省能量和设备 投资少等优点。 丙二烯/甲基乙炔液相加氢的主要反应如下： Pd 主反应： C3H4 + H2 C3H619 Pd 副反应： C3H6 + H2 Pd C3H4 + 2H2 Pd n C3H4 绿油 C3H8 C3H8丙二烯/甲基乙炔生成丙烯的反应速度常数均比生成丙烷的反应速度常数小， 但采用高选 择性的催化剂，能使丙二烯/甲基乙炔加氢生成丙烯，增加丙烯收率。 影响丙二烯/甲基乙炔加氢反应的主要因素有：反应温度、进料压力、催化剂使用时间、 氢/炔比等。 4.3.2.6 甲烷化反应 甲烷化反应的目的是除去粗氢中的一氧化碳。Ni 反应式: CO + 3H2 CH4 + H2O本装置采用 Ni 基催化剂作为甲烷化反应的触媒， 由于 Ni 在一定温度下可与 CO 反应生成 剧毒的羧基镍（NiCO） ，故操作时应该注意反应器入口温度不得低于 150℃，否则 Ni 要与 CO 反应生成 NiCO，使催化剂失活。 由于乙烯和氢在 Ni 作用下加氢生成乙烷， 放出大量的热， 易产生飞温， 故甲烷化进料 （粗 氢）中的乙烯浓度必须小于 Ф 。 影响甲烷化反应的主要因素有：进料温度、进料中 CO 浓度、乙烯浓度等。 4.4 加氢汽油工序： 4.4.1 任务：裂解汽油加氢工序将来自乙烯单元的裂解汽油中的 C5S 及 C9+脱除，剩余的 C6～C8 中心馏份经过二次加氢作为二段加氢产品，去芳烃装置，作为芳烃抽提的原料，C5S 及 C+9 产品送出界区。20 4.4.2 基本原理： 前馏采用精馏方法除去碳五和碳九。 为防止加氢催化剂砷中毒，采用过氧化氢异丙苯（CHP）与三价砷化合物反应生成五价的 砷化合物，进入碳九产品中的方法脱除裂解汽油中的砷。 第一段加氢采用钯基催化剂（型号为 LY-8601）选择性加氢除去其中的双烯烃和部分单 烯烃。第二段加氢采用钴―钼催化剂（型号为 LY-8602C）将其中的不饱和烃反应生成饱和烃， 并将含硫、氮、氧的有机化合物加氢除去。 其反应机理为： 脱砷： As3+ + CHP?????????????????????????As5+一段加氢：CnH2n-2 + H2Pd 80℃ Pd 80℃CnH2nCnH2n+ H2CnH2n+2二段加氢：CnH2n +H2MO--CO 300℃CnH2n+2含硫的 C6～C8 + H2MO--CO 300℃H2S+不含硫的 C6～C8含氮的 C6～C8 + H2MO--CO 300℃NH3 +不含氮的 C6～C8含氧的 C6～C8 + H2MO--CO 300℃H2O+不含氧的 C6～C8五、工艺流程叙述： 5.1 裂解工序：21 5.1.1 原料供应系统 从界区来的柴油（AGO）进入柴油贮罐（U-FB1301）中，然后由进料泵（E-GA101）加压 至 1.33Mpa 后，经 AGO 预热器（E-EA112） ，用 85℃的急冷水（QW）加热至 60℃后进入各裂解 炉（E-BA101～E-BA107、E-BA110 及 E-BA111） 。 从界区来的石脑油（NAP）接到石脑油贮罐（U-FB1302）中，然后由进料泵（E-GA102） 加压至 1.22Mpa 后，经 NAP 预热器（E-EA151） ，用 85℃的急冷水（QW）加热至 60℃后进入各 裂解炉（E-BA101～E-BA107、E-BA110 及 E-BA111） 。 从芳烃装置来的加氢尾油/加氢裂化尾油（HGO/HVGO）混合料进入到 U-FB1323B 罐中，以 85℃的温度由进料泵 （E-GA101C、 输送到各裂解炉 D） （E-BA101～E-BA107、 E-BA110 及 E-BA111） 。 AGO 和 HGO/HVGO 分别进入相应的裂解炉，也可以将 AGO 和 HGO/HVGO 混合送至裂解炉中 进行裂解。 从芳烃装置来的轻石脑油（LNAP）进入到轻石脑油贮罐(E-FB1303)中，然后由轻石脑油 泵加压，经 LNAP 预热器（E-EA1303）加热后，直接送到 SRT-III 型炉（E-BA101～E-BA107 及 E-BA110）中。 由分离工序返回的循环乙烷经预热器（E-EA120） ，用 85℃的急冷水加热至 60℃后在流量 控制下进入 SRT-I 型炉 （E-BA108） ，多余的乙烷在 E－BA106/107 裂解。在乙烷炉停炉清焦时， E-BA106 和 E-BA107 两台裂解炉上也能进行裂解循环乙烷的操作。 裂解原料中的硫含量对裂解过程是有影响的，若原料中含有适当的硫，可以抑制炉管渗 碳，减少氧化物的生成，延长炉管的使用寿命和避免对甲烷化反应系统产生不良的影响。因 此原料中含硫很少或不含硫时，需要补充硫。由于循环乙烷来自分离工序，基本不含硫，故 需要加硫，硫化物的注入是通过硫醇罐（E-FA109）由注硫泵（E-GA116）注入到原料中。 硫的注入量为 50～100PPM， 通过分析裂解炉出口裂解气中的 CO 和 CO2 的浓度来调节注硫 量，如果测得 CO 和 CO2 的含量偏高超过 0.5mol%时则需加大注硫量，反之减少注硫量。 5.1.2 裂解炉部分 由原料罐区来的原料 （AGO、 NAP、 LNAP、 HGO/HVGO） 分六组， 在流量控制下进入 E-BA101～ E-BA107 及 BA110 对流段的原料预热盘管与烟气对流换热， 然后同加入的 DS （180℃， 0.55Mpa） 按相应的汽/油比混合进入混合预热盘管加热后进入辐射段的辐射炉管。22 由分离工序来的循环乙烷分四组，在流量控制下进入 E-BA108 对流段的原料预热盘管与 烟气对流换热，然后同加入的 DS（180℃，0.55Mpa）按相应的汽/油比混合进入混合预热盘管 加热后进入辐射段的辐射炉管。 在 E-BA108 停炉清焦时循还乙烷可在流量控制阀（FIC101R～W）的控制下送入 E-BA106 或 E-BA107 进行裂解。在混合裂解时，循环乙烷还可经 FC-130 阀引至 E-BA106 的 FIC106K 或 E-BA107 的 FIC107K 阀后 DS 管线中，以便于平衡物料和增加操作的灵活性。 由原料罐区来的原料（AGO、NAP、LNAP、HGO/HVGO）分六组，在流量控制下进入 E-BA111 进入裂解炉原料预热段预热后出对流段， 与一次稀释蒸汽混合后进入原料混合预热上段进一 步预热后，进入相应的喷嘴混合器（BH-111A~F） ，在喷嘴混合器中，与过热的二次稀释蒸 汽混合进入原料预热下段,在对流段加热盘管中,烃类/蒸汽和高温烟气进一步换热后进入辐 射段。 物料在辐射段炉管内迅速升温进行裂解反应（以控制辐射炉管出口温度的方式控制裂解 深度，AGO 裂解的 COT 设计值为 795℃，NAP 裂解的 COT 设计值为 835℃，循环乙烷裂解的 COT 设计值为 841℃，HGO/HVGO 裂解的 COT 设计值为 785℃，LNAP 裂解的 COT 设计值为 840℃。， ） 辐射炉管出口的裂解气，每两组合为一股进入急冷锅炉（E-EA101A、B、C～E-EA107A、B、C， E-EA108A、B，E-EA110A、B、C 及 EA111A、B、C）与 326℃的高压锅炉给水换热迅速冷却以终 止二次反应，同时产生超高压蒸汽（SS） 。 裂解炉的 COT 是通过调节每组炉管的烃进料量来控制，并由炉子总的烃进料量来确定调 节侧壁燃料气总管压力，底部烧气时，燃料气在压力控制下进入炉子的底部烧嘴。底部烧油 时，燃料油在流量控制下进入炉子的底部烧嘴。按设计条件底部烧嘴能提供整台炉子 30～40% 的热负荷。 急冷锅炉急冷后的裂解气，用循环急冷油（165℃）直接喷淋，由温度调节器（TICA101B、 C、D～TICA107B、C、D，TICA110B、C、D 及 TIC1、11187）调节其喷淋量将裂解 气温度降至 214℃，然后汇合送入汽油分馏塔（E-DA101） 。E-BA108 急冷锅炉急冷后的裂解气 直接进入二次废锅（EA-161） ，由工艺水间接换热后进入第二急冷塔(DA160)。同时在二次废 锅中生成稀释蒸汽（DS） 。 5.1.3 超高压蒸汽发生系统23 来自锅炉给水泵（U-GA1201A、B、C）的超高压锅炉给水（148℃，14.3Mp）经蒸汽过热 炉（E-BA109）对流段的预热盘管加热至 174℃，然后在液位控制下分别进入各裂解炉对流段 锅炉给水预热盘管加热至 326℃后进入高压蒸汽汽包。由汽包液位控制（LICA101A～LICA108A 及 LICA110A）来调节流入裂解炉锅炉给水预热盘管的流量。由于热虹吸的作用产生 SS 饱和蒸 汽， 并在汽包中与水分离， 然后进入蒸汽总管送至 BA109。 （超高压蒸汽压力为 11.5～12.0Mpa 这个压力是为了保持急冷锅炉管壁上有较高的表面温度，以减少重聚物和焦油在急冷锅炉中 冷凝） 。 由急冷锅炉产生的饱和蒸汽（326℃）进入 BA-109 对流段下部，由烟气加热，然后进入 BA109 的辐射段炉管，蒸汽被加热到 525℃出过热炉，送至各用户。蒸汽过热炉的辐射段出口 过热蒸汽温度由进入过热炉的燃料油量来控制。在蒸汽流量低（小于 80t/h）或温度过高（大 于 540℃）或燃料油压力低于 0.25Mpa 的情况下，则联锁切断燃料供应。 蒸汽汽包设有连续排污和间断排污，连续排污经角阀控制排到高压蒸汽连续排污罐 （E-FA124）中排污水在 FA124 中减压闪蒸产生中压蒸汽。 高压蒸汽汽包连续排污所产生的中压蒸汽在压力控制阀（PCV193）的控制下送入 中压蒸 汽系统。 罐底的液体经 E-EA137 用水冷却降温后在流量 （FIC245） 控制下送入碱洗塔 （E-DA203） 的水洗段。 当汽包液位偏高时，液位控制阀 B 阀打开进行间断排污，以保证汽包液位正常，各汽包 的间断排污进入高压蒸汽间断排污罐（E-FA125）后排入大气。 5.1.4 急冷部分 自 SRT-III 型及 SRT-IV(HC)裂解炉急冷器出来的裂解气(217℃)汇总到一个总管，进入第 二急冷器(管道急冷器 E-HB-160)，在温度和流量串级控制(TIC176、FIC184)下，冷却至 197℃ 后进入汽油分馏塔（E-DA-101） ，进一步冷却，塔顶裂解气由温度调节器 TICA-120 控制汽油 回流量 FIC-163， 将温度控制在 104.6℃， 然后进入水急冷塔 （E-DA-104） 塔釜采出急冷油, 从 。 汽油分馏塔的第一、 第二层填料床下部,分别通过 HC-111A 或 HC111B 在液位调节阀 LCV-133 控制下采出裂解柴油到裂解柴油汽提塔（E-DA103）汽提后经裂解柴油中间罐（U-FB1312） 送入裂解柴油罐（U-FB1313） 。 从汽油分馏塔第二填料床下部引出的热油到热油回流罐（E-FA150）,经热油循环泵24 （E-GA117）加压后分别去循环热油再沸器（E-EA134）和纯水加热器（E-EA135） 。热油经 换热降温后,在温度控制器 TIC-C112 的控制下,返回汽油分馏塔的第一填料床下部。 从汽油分馏塔塔顶出来的裂解气（104.6℃）进入水急冷塔（E-DA104）的底部,与上面下 来的急冷水逆流接触换热,冷却到 42℃后从塔顶排出,送入裂解气压缩机的一段吸入罐。 塔顶出 口的裂解气的温度由手动调节急冷水第二冷却器（E-EA130A/B）出口的急冷水流量 FIC175 调节 ,控制温度在 42℃。裂解气中的裂解汽油和水蒸汽在水急冷塔中被冷凝下来,混有裂解汽 油的急冷水在塔釜分为两股，一股从塔釜侧面的管线排到急冷水沉降槽（E-FA120）进行油水 分离; 在沉降槽中分离的裂解汽油溢流进入到沉降槽的油侧,从油侧排出的裂解汽油分为两股: 一股由洗涤汽油泵 （E-GA112） 将裂解汽油送到压缩工序,另一股由裂解汽油回流泵 （E-GA108） 加压后分为两股,一股在温度和流量的串节（TRCA120、FICA163）调节下, 经汽油回流冷却 器（E-EA136）冷却后,进入汽油回流过滤器,最后进入汽油分馏塔塔顶,作为该塔的回流。另一 股在液位控制调节阀的作用下,将裂解汽油送入裂解汽油汽提塔（E-DA201）的第七块塔板。 由压缩工序返回的废汽油和洗涤汽油进入 E-FA120 的油侧。另一股急冷水从塔底排出。 自 SRT-I 型裂解炉的第二废热锅炉（E-EA160）来的循环乙烷裂解产物（171℃）进入第 二急冷塔（E-DA160）,由 PIC168 通过补入 FG 或氮气来控制进料压力。在塔中裂解气与急冷 水逆流接触换热,将裂解气进一步冷却到 42℃后,由塔顶排出。塔顶的裂解气与来自 E-DA104 塔的裂解气汇总后进入裂解气压缩机一段吸入罐。E-DA160 塔的急冷水和蒸汽冷凝液在自重 的作用下,返回到 E-DA104 塔塔釜。 5.1.5 急冷油系统 来自汽油分馏塔塔釜的急冷油经急冷油循环泵（E-GA-104）加压至 1.03MPa G，分为两 股，一股经急冷油过滤器（E-FD-102）在液位控制阀 LCV132 的控制下,进入裂解燃料油汽提 塔（E-DA102）汽提后送入裂解燃料油罐（U-FB1323A） 。在过滤器 E-FD102 急冷油出口管线 上抽出一小股急冷油经过滤器 E-FD104 过滤后送到急冷油循环泵（E-GA-104）作为冲洗油。 另一股急冷油经急冷油过滤器（E-FD106A/B）过滤后,去稀释蒸汽发生器（E-EA123A、B、C、 D、E、F）与工艺水进行换热发生稀释蒸汽,并将急冷油温度降到 175.6℃。从 E-EA123 出来 的急冷油又分为两路,其中较大的一股去裂解炉废热锅炉出口的第一急冷器,用于对裂解炉急 冷器出口的裂解气进行喷淋冷却。这一股急冷油又分出一股去 E-EA163,与 PW 纯水换热后进25 入第二急冷器（E-HB160）进行喷淋急冷,急冷油温度由 TIC164 控制。较小的一股进工艺水第 二预热器（E-EA127） ，加热稀释蒸汽汽包（E-FA115）的工艺水进料,再进高压稀释蒸汽预热 器（E-EA162） ，加热高压稀释蒸汽汽包（E-FA160）的工艺水进料,同时将急冷油降温到 163℃, 然后在流量调节阀 FIC-156 的控制下进入汽油分馏塔的折流板上部,进行急冷油的回流。从各 急冷器调节阀前返回的循环急冷油进入到汽油分馏塔的塔釜。 5.1.6 急冷水系统 从 DA104 塔底排出的急冷水由急冷水循环泵(E-GA107)加压到 1.06MPa G 后再分为两股: 一股去急冷水用户换热（主要是分离部分）,然后返回,另一股经压差调节阀（PDIC178）降压 后,与急冷水用户返回的急冷水汇合在一起,进入急冷水第一冷却器（E-EA129A、B、C、D） 用二次冷却水（38.6℃）冷却到 55℃。从急冷水第一冷却器出来的急冷水又分为三股:一股进 入急冷水第二冷却器（E-EA130B）,再经 E-EA130A 用一次冷却水（32℃）冷却到 39℃后,在 流量调节阀 FIC175 控制下,进入水急冷塔塔顶和在 FIC195 调节阀的控制下进入第二急冷塔 （E-DA160）塔顶。第二股急冷水在流量调节阀 FIC176 的控制下,进入水急冷塔的第一层填料 床下部。第三股急冷水去裂解燃料油冷却器（E-EA121A/B）冷却裂解燃料油,然后返回到 E-DA104 塔的底部。急冷水第一冷却器设有急冷水旁通,其流量由温度调节阀 TIC144 控制,并 入到进 E-DA104 下部急冷水回流中,一起进入 E-DA104 塔中。通过控制这股急冷水旁通的流 量来保持 E-DA104 塔釜急冷水的温度在 85℃。 来自 E-EA130 的急冷水在流量调节阀 FIC-195 的控制下,回流到 E-DA160 塔塔顶。塔釜 的急冷水温度由调节器 TIC-183 与 FIC-195 串节调节,控制塔釜温度在 77.5℃。 5.1.7 工艺水系统： 由沉降槽油水分离侧的底部排出的工艺水,由工艺水进料泵 （E-GA109） 加压到 0.61MPa G 后,经工艺水过滤器（E-FD103）过滤,除去杂质和油类物质后,在 LIC145 调节阀的控制下,进入 工艺水进料预热器（E-EA132）,与工艺水汽提塔（E-DA105）的塔顶排出的气体进行换热后, 分为两股,一股在 FIC199 流量设定下经第二工艺水预热器（E-EA160）用 LS 低压蒸汽进行加 热,进入工艺水汽提塔的第一块塔板,剩余的工艺水则直接进入该塔塔釜。 工艺水汽提塔（E-DA105）用低压蒸汽及循环热油作为热源进行汽提,低压蒸汽一部分在 流量控制阀 FIC-180 的控制下,直接进入塔釜。另一部分在流量调节阀 FIC-181 的控制下进入26 汽提塔塔釜再沸器（E-EA133）,用于再沸工艺水。塔釜第二再沸器（E-EA134）则用汽油分馏 塔热油循环来再沸工艺水,以产生二次蒸汽用于汽提。 工艺水汽提塔塔顶排出的气体经 E-EA132 换热器与工艺水进行换热后,返回到 E-DA104 塔塔釜。 这股气体的流量是通过 FIC181 控制进入 E-EA133 的低压蒸汽量及与 FIC-192 串级调 节控制进 E-EA160 的低压蒸汽量来保证的。被汽提后的工艺水（125.2℃）由稀释蒸汽发生器 进料泵（E-GA110）加压到 1.103MPa G 后,分为三股,一股经液位调节阀 LICA121、工艺水第 一预热器（E-EA125） 、工艺水第二预热器（E-EA127）,分别由稀释蒸汽汽包排污和急冷油加 热到 163℃后进入稀释蒸汽汽包（E-FA115） 。另一股在液位调节阀 LICA124 控制下，经高压 稀释蒸汽汽包预热器（E-EA162）用急冷油加热后进入高压稀释蒸汽汽包（E-FA160）,第三股 在液位调节阀 LICA162 的控制下,进 E-BA108 炉的第二废热锅炉（E-EA161） 。 稀释蒸汽汽包（E-FA115）中的工艺水经下降管分别进入由急冷油和中压蒸汽加热的 E-EA123A/B/C/D/E、 E-EA124 六个换热器,发生的稀释蒸汽在汽包中进行汽液分离后,经稀释蒸 汽水分离罐（E-FA127）除去所夹带的液体,然后进入稀释蒸汽过热器（E-EA128B）,用中压蒸 汽进行过热到 200℃后送到除 BA-111 外的各裂解炉。由稀释蒸汽过热器 E-EA128B 出口的中 压蒸汽凝液作为 E-EA124 的热源,从 E-EA124 出来的中压蒸汽凝液进入中压蒸汽凝液罐 （E-FA116）,然后在液面控制阀 LCV-120 的控制下,送到水汽车间除氧器去。当稀释蒸汽压力 不足或压力过低时,则可通过 PV150B 阀向 E-EA128B 出口稀释蒸汽管线上直接补入中压蒸汽。 由中压蒸汽管网来的中压蒸汽在压力调节阀 PCV150A 和 PCV150B 的控制下分别进入 E-EA128B 和稀释蒸汽管网。 这两股中压蒸汽的流量均由稀释蒸汽压力调节器 PICA-150 控制。 同时高压稀释蒸汽通过 PCV152B 也向低压稀释蒸汽系统释放稀释蒸汽。另外如 PCV150A/B 阀全开,稀释蒸汽压力还低,则可打开 MS 直接补入到 DS 中的手动闸阀,以平衡 DS 的压力。 高压稀释蒸汽汽包（E-FA160）由 FIC-196 流量控制排污到 E-DA105 塔,二次废热锅炉 （E-EA161） 的排污也排放到 E-DA105 塔。 E-FA115 稀释蒸汽汽包的排污经 E-EA125、 E-EA126 分别用工艺水和冷却水冷却后,排放到本装置的污水处理场。保持这股排污量,可以防止工艺水 由于循环使用而导致有害物质的积累,排污量应控制在工艺水总量的 7% 。 高压稀释蒸汽汽包中的工艺水经 E-EA123F 或 E-EA123D 加热发生的高压稀释蒸汽 （0.70MPaG）进入高压稀释蒸汽过热器（E-EA128）进一步加热,过热后的高压稀释蒸汽由温27 度调节器 TIC-128 控制 MS 流量,压力由 PCV-152 压力调节阀控制。当高压稀释蒸汽压力低时, 由 MS 管网来的 MS 在压力调节阀 PCV-152A 阀的控制下,补入到该系统,以维持其压力的正常。 当高压稀释蒸汽压力高时,通过 PCV-152B 将高压稀释蒸汽引到低压稀释蒸汽中。由 E-EA128 出来的 MS 凝液汇同 E-EA128B 出来的 MS 凝液一起作为 E-EA124 的热源,来发生低压稀释蒸 汽。过热后的高压稀释蒸汽送入到 E-BA111 裂解炉。 去 E-BA108 第二废热锅炉（E-EA161）的工艺水在回收乙烷裂解炉裂解产物余热后,产生 低压稀释蒸汽,发生的稀释蒸汽汇入到进 E-BA108 裂解炉的 DS 总管。 5.1.8 燃料供应系统 5.1.8.1 燃料气 从 C4 抽余油罐（U-FB1315）出来的 C4 抽余油经泵（U-GA1315）由汽化罐的液位控制阀 （LICA-941） 控制送入燃料气化罐 （E-FA704） 由压力调节器 。 （PIC941） 控制换热器 （E-EA702） 的低压蒸汽（LS） ，加热汽化 C4'S 液体，汽化的 C4'S 从汽化罐顶出来经加热器（E-EA703） 用 LS 过热后， 在流量控制下 （FCV-943） 会同分离来的燃料气一起进入燃料气混合罐 （E-FA703） ， 从混合罐出来的燃料气送到裂解炉和蒸汽过热炉等用户。 5.1.8.2 燃料油 开工锅炉以及蒸汽过热炉开车用的重质燃料油（HFO）从界区输入到重质燃料油贮罐 （U-FA1324） 。从罐出来的 HFO 由重质燃料油泵（U-GA1324）经重质燃料油加热器（U-EA1326） 用中压蒸汽（MS）加热后送到开工锅炉、蒸汽过热炉。正常运行时，开工锅炉以 HFO 为燃料， 而蒸汽过热炉以裂解燃料油（PFO）为燃料。从裂解燃料油贮罐（U-FB1323A）出来的 PFO 由 裂解燃料油泵（U-GA1323）经裂解燃料油加热器（U-EA1325）用 MS 加热后送到蒸汽过热炉及 开工锅炉。 裂解炉使用的燃料油来自裂解汽油加氢单元的 C9 产品。 5.1.9 助剂 为了保证急冷水和工艺水的 PH 值,在 E-GA107 泵的入口管线上和 E-FD103 出口管线上设 有注碱液管线,从界区来的 20%的碱液用锅炉排污水稀释后进入碱液贮罐。从碱液贮罐 （E-FB201）出来的碱液（浓度 10%）经注碱泵（E-GA111A/B）分别将碱液送入急冷水和工 艺水中。其 PH 值的调整可通过调节 E-GA111 泵的冲程来控制注碱量。28 为了防止工艺水在工艺水汽提塔中起泡,影响汽提效果,在工艺水汽提塔进料泵的入口加 设了消泡剂注入管线。从消泡剂贮罐 E-FB101 出来的消泡剂由消泡剂注入泵 E-GA113 注入到 E-GA109 入口的工艺水管线中,其流量通过调节 E-GA113 的冲程来调节控制。 为了抑制酸性气体对管道的腐蚀,在工艺水汽提塔塔顶排出管线上,设有注氨管线，氨水 （18%）进入注氨罐 E-FA128,加蒸汽凝液配制成 3%的溶液,由氨注入泵（E-GA114-2）注入到 E-DA105 塔塔顶的气相管线中。 5.2 压缩工序： 5.2.1 裂解气压缩机（GB201） 来自急冷塔 DA104 和 DA160 的裂解气进入裂解气压缩机 （GB201） 第一段吸入缶 （FA201） ， 分离出所夹带的水及重烃，由 PRCA201 控制压缩机蒸汽透平的转速来控制吸入压力在 0.057Mpa，液相由 GA207 泵送到 DA104 塔。气相进入压缩机第一段压缩后，经三台并联的水 冷却器 EA203A、B、C 冷却后进入第二段吸入缶（FA202） ，分离出部分水和重烃后，进入压缩 机第二段压缩后，经两台并联的水冷却器 EA204A、B 冷却后，进入第三段吸入缶（FA203） ， 分离掉部份水和重烃后进入压缩机第三段，压缩至 1.032 Mpa，84.1℃，经两台并联的水冷却 器 EA205A、B 冷却后进入三段排出缶（FA204） ，分离掉部份水和重烃，经 EA206 用急冷水将 裂解气过热 3～4℃，经过酸性气体弱碱吸收塔（DA231）和强碱吸收塔（DA203）脱除酸性气 体后， 裂解气进四段吸入缶 （FA205） 分离掉夹带的水后进入压缩机第四段， ， 压缩后经 EA207A、 B 水冷却后，进入第五段吸入缶（FA206） ，分离掉水及烃类的裂解气进入压缩机第五段，压缩 至 3.713 Mpa，93.1℃，经两台并联的水冷却器 EA208A、B 冷却后进入干燥器进料洗涤塔，在 塔内裂解气与来自该塔回流缶 （FA208） 12～15℃的烃类凝液逆流接触， 的 分离掉笨及重烃类。 裂解气经过洗涤后，一部份经 EA209 用 18℃丙烯冷却至 20℃后进入 EA210，由 TIC235 控制与 脱乙烷塔进料换热，将裂解气冷却至 12～15℃后进入 FA208，另一部份裂解气由压差 PDIC263 控制进入 EA220 与脱乙烷塔进料换热，由 TIC288 控制裂解气温度在 12～15℃，与 EA210 出口 裂解气汇合进 FA208，凝液经 GA212A、B 由 FA208 液面 LICA277 与 FIC281 串级控制作为回流 送入 DA204 塔第一块塔板，FA208 气相送至裂解气干燥器（FA209） 。 段间凝液 裂解气压缩过程产生的冷凝液作如下处理： 三段排出缶 FA204 的液体和凝液气提塔 DA20229 第八板上采集的烃水混合物在液面控制下一起返回到第三段吸入缶（FA203） ，并在此闪蒸。 FA203 的液体，在液面控制器 LICA209 控制下进入第二段吸入缶（FA202） ，凝液在 FA202 内进 行油水分层，下层水相由 LICA205 控制送入 DA104 塔。上层油相用 GA208 加压和来自 FA120 分离出的重汽油一起送至汽油汽提塔（DA201） 。DA201 气相返回至第一段吸入缶（FA201） ，经 汽提除去 C4＇S 以下轻组分的塔釜裂解汽油经 GA201 泵加压后或经 EA415 冷却后送 FB1311， 或直接送入 FB、1322，第五段吸入缶 FA206 的水相、裂解气干燥器进料洗涤塔水 相和 FA208 底部水相， 一道送入第四段吸入缶 FA205， FA205 中的液体返回到裂解工序的 DA104， FA206 的油相由 EA260 用 PS 蒸汽加热，由 TIC290 控制温度在 40～55℃，和 DA204 塔釜油相 被分别作为凝液汽提塔 DA202 的第一板和第五板两股进料，DA202 塔釜用 PS 蒸汽加热，汽提 出凝液中含有的全部 C2＇S 及部份 C3＇S，由塔顶 PIC261 控制在 0.97 Mpa 返回至 FA205，塔 釜液被送至 DA404 塔。 裂解气的碱／水洗系统 改造后的碱／水洗系统由三段碱洗和相应的水洗段组成，其中，原 DA231 塔被改造成一 段碱洗，DA203 塔仍维持二段碱洗。改造后的 DA203 与 DA231 塔被设计成既可以串联操作（正 常操作使用） ，又可以并联或单独操作（非正常操作并减负荷运行） 。正常情况下，由 EA206 来的过热裂解气 70%进入 DA231 酸性气体吸收塔，由 DA231 塔压差控制器 PDCV214 控制 DA231 塔旁路阀 PDCV214，将 30%的裂解气旁通 DA231 直接进入 DA203，以保证 DA231 塔不超负荷运 行。裂解气从 DA231 底部进入，在浮阀塔内与第四块由上而下的 0～3%的 NaOH 弱碱液逆流接 触，除去裂解气中的酸性气体。吸收塔顶部三块塔板为水洗段，目的是防止在 DA231 塔单塔 碱洗时除去裂解气中夹带的碱沫。此时塔顶洗涤水由 FIC215 控制，从 FA124 引入低压锅炉排 污水，由 LIC220 控制将水排出。DA231 弱碱液由 GA261 打循环，塔釜排碱进入 FA236B 分离， 黄油由 LICA256 控制送往 FB234， 废碱由 LICA255B 控制送往 FB232。 新碱补充由 GA205 和 DA203 排碱组成。 由 DA231 塔顶和 PCV214 旁路来的裂解气进入 DA203 塔，在塔内与自上而下的 5～18%的 碱液逆流接触，完全脱除裂解气中的酸性气体。DA203 塔分为三个部份，上面三块板组成水洗 段，由 FIC245 控制从 FA124 引入锅炉排污水，由 LIC245 控制将水排出；第二部份是上段强 碱洗涤段，为 50#INTLOX 填料塔，10～18% NaOH 强碱液由 GA204 打循环；第三部份为下段中30 强碱洗涤段，也是 50#INTLOX 填料塔，5～10%的中强碱液由 GA203 打循环。塔釜黄油废碱混 合物排往 FA236 缶进行分离，分离出的黄油由 LICA256 控制，送往黄油缶 FB234，分离出的废 碱液由 LICA255 控制，由 SW255 切换开关定向送往 FB232 或由 GA262 加压送往 DA231 塔作为 补碱。DA203 补碱由 GA205 从新鲜碱缶（FB201）直接送来，新鲜碱浓度控制在 10～20%(wt)。 5.2.2 丙烯制冷系统 丙烯制冷系统是一个闭式的用蒸汽透平驱动的四段离心式压缩系统，该系统提供四个制 冷温度级，即：-40℃、-23℃、2℃、18℃，制冷是在与这些温度级相对应的压力下蒸发丙烯 获得的。 由丙烯收集罐（FA506）来的液态丙烯逐级送到丙烯压缩机的第四～第二段吸入罐 （FA506-FA504-FA503-FA502） ，再从这些吸入罐分别将丙烯送到各级丙烯蒸发器使用。 丙烯压缩机四段出口的过热丙烯气（温度 88℃，压力 1.82MPa） ，经过 EA501、EA502A、 B 和 EA504、EA502C 并联的两路冷却器冷却冷凝后进入 FA506，由 FA506 来的液态丙烯，一股 进入 DA204 塔顶冷凝器 （EA209） 乙烯冷剂 1#过热器 ， （EA662） 和碳三加氢循环冷却器 （EA467） ， 蒸发后气相进入 FA504。一股经高压乙烯产品过热器（EA443） 、尾气换热器（EA321、EA362） 过冷后送入 FA503；经低压乙烯产品过热器（EA446）过冷后的液态丙烯进入 FA502，其余液 态丙烯在 GB501 四段出口压力 PIC520 控制下进入 FA504 FA504 压力由 PRC511 控制在 0.882 MPa （ 以下） 四段吸入罐气相补入压缩机四段入口，FA504 的液相丙烯送入各用户（汽油加氢的 BTX 。 塔顶冷凝器（HEA104） 、脱丙烷塔顶冷凝器（EA412） 、乙烯冷剂预冷器（EA663） 、氢气冷却器 （EA304） 、甲烷汽提塔尾气冷凝器（EA423） 、GB302 段间冷却器（EA364B） 、GB302 出口冷却 器（EA364A），丙烯蒸发后气相进入 FA503 或汇同 GB501 三段抽出蒸汽一起作为 DA402 塔再 ） 沸器（EA403A/B）的加热蒸汽。FA504 的液相丙烯另一股在 LCV526 控制下进入 FA503，以保 证 FA503 的液面，还有一股在 TIC500 控制下将液相丙烯喷入“四返一”管线以控制压缩机一 段吸入温度。 三段吸入缶液相先进入 EA316 过冷后，分为两股，一股由 LIC511 控制注入 FA502，以保 证 FA502 罐液面；另一股去裂解气预冷器（EA315） 、乙烯冷剂预冷器（EA454） 、脱乙烷塔顶 冷凝器（EA460） ，丙烯蒸发后气进 FA502 和低压乙烯产品蒸发器（EA445） ，FA503 的气相丙烯 除了来自各用户换热器外，还有一股来自压缩机三段排出。FA503 的气相丙烯用于高压乙烯产31 品蒸发器（EA442） 、乙烯精馏塔釜再沸器（EA403A、B）的加热，被冷凝的液相丙烯送入二段 吸入缶 FA502，多余部份在 PRC510 控制下由 PCV510A 将气相丙烯送至 FA502，保证三段吸入 缶压力在 0.53 MPa。 二段吸入缶 FA502 的液相丙烯送至乙烯精馏塔顶冷凝器（EA405A/B） 、裂解气激冷器 （EA307） 、乙烯冷剂冷凝器（EA605A/B） 、新冷箱（EA362X） ，其中 EA605B 及 EA405B 的部份 气相（EA405A/B 气相有平衡线）进入一段吸入罐（FA501） ，EA307、FA362、EA605A 及 EA405A 的部份气相进入新一段吸入罐（FA551） 。来自各二段用户蒸发后的气相丙烯和 FA503 直接送 来的气相丙烯部份用于低压乙烯产品蒸发器 EA445 的热源，冷凝后的液相丙烯作 EA405A/B 的 冷剂补充。 多余的气相丙烯在 PIC502 的控制下进压缩机二段吸入口来保证 FA502 压力在 0.18 MPa。 一段吸入缶 FA501 和 FA551 的气相丙烯汇合后进入压缩机一段吸入口，一段吸入缶的压 力 PRC501 由压缩机转速来控制，以保证压缩机一段吸入缶压力在 0.042 MPa。当一段吸入缶 FA501 和 FA551 出现液面后，启动 GA502，将液相丙烯送至 FA502。 在负荷较低或无负荷开车时，为保证压缩机一段和四段吸入流量在喘振流量以上，设置 了从压缩机四段排出至 FA501 的“四返一”线和压缩机四段排出至 FA504 的“四返四”线， 分别由一段吸入流量 FIC501 和四段补入流量 FIC511 控制。为保证压缩机一段吸入温度，设 置了从 FA504 底部至 FA501 “四返一”线的液相丙烯喷淋管线。由压缩机一段吸入温度 TIC500 控制。 为了防止压缩机三段达到音阻流量， 设置从三段排出至 FA501 的 “三返一” 由 FIC520 线， 来控制，FIC520 是由一段吸入流量 FIC501 加上二段吸入流量 FI502 减去三段排出流量 FI507 的计算块。 5.2.3 乙烯制冷系统 乙烯压缩机三段出口的过热乙烯气， 进丙烯冷却器 EA-662、 EA-663、 EA-454 分别用 18℃、 2℃、-23℃的丙烯冷却至-20℃后分两路，一路作为最小流量返回分别进入三段吸入罐 （FA-603） 一段吸入罐 ， （FA-601） ，一路进并联的两台丙烯冷凝器 EA-605 和 EA-605B 用-40℃ 的丙烯冷凝，冷凝液进乙烯冷剂储罐（FA-604） 。 FA-604 罐（设有液位记录报警器 LRA-614）的液态乙烯分三路：一路用来淬冷三段吸入 罐 FA-603 的最小流量付线， 其流量由温度控制器 TIC-600 控制； 一路进尾气换热器 （EA-361） ，32 加热中压甲烷回收其冷量，由中压甲烷温度 TIC-375 控制；还有一路经脱甲烷塔进料三号激 冷器（EA-310） 、乙烯精馏塔尾气冷却器（EA-453） 、脱甲烷塔进料冷凝器（EA-311） ，并由对 应的温度、 液位控制器 TIC-331、 LIC-607、 LIC-600 控制其流量， 经换热产生的气相进 FA-603， 另一部分继续在 EA-314 中过冷至-70℃后分成两路：一路在二段吸入罐（FA-602）液位控制 器 LICA-603 控制下进入 FA-602；一路在脱甲烷塔进料激冷器（EA-360）的 LIC-621 控制下进 入该冷却器，经换热产生的气相进入 FA-602。 二段吸入罐 FA-602 的液相乙烯，一路由 TIC-601 控制作为一段吸入罐 FA-601 的喷淋； 一路进-101℃的四个换热器：脱甲烷塔 5#进料激冷器（EA-313） ，脱甲烷塔进料过冷器 （EA-326） ，甲烷冷剂冷凝器（EA-365）和 7#尾气换热器（EA-361X）的 FA-361，其流量分别 由液位控制器 LIC-613、LIC612、LIC620、LIC-363 控制进入这四台换热器，经换热产生的气 相进入 FA-601 罐。若 FA-601 中积液则排至 FA-605。 正常时，FA-603 无液态乙烯冷剂，若有则通过 LIC-610 导入 FA-602。 5.3 分离工序： 5.3.1 裂解气干燥 来自压缩工序的合格裂解气进入裂解气干燥器（FA-209A、B）进行脱水干燥。裂解气干 燥器设有二台，一台运转，一台再生备用。采用 3A0 分子筛为干燥剂，干燥器吸附周期为 24 小时，经干燥后裂解气水含量小于 1ppm（露点达-70℃） ，干燥剂利用高压甲烷进行脱水再生。 5.3.2 冷箱 干燥后的裂解气分成二股。主要的一股（约占总裂解气量的 70%）进入老冷箱，较少的 一股经裂解气过滤器（FD-209A、B） 进入与老冷箱并列的新冷箱中。 进入老冷箱系统的裂解气依次经过：乙烯精馏塔中间再沸器（EA-404） ；脱甲烷塔 NO.1 进料冷却器（EA-315） ；乙烷蒸发器（EA-3O6） ；脱甲烷塔 NO.2 进料冷却器（EA-307） ；脱甲 烷塔再沸器（EA-317） ；脱甲烷塔 NO.3 进料冷却器（EA-310） ；脱甲烷塔中间再沸器（EA-319） 等换热器。 进入新冷箱系统的裂解气依次经过，乙烯精塔 NO.2 中间再沸器（EA-404B） ；NO.8 尾气 换热器（EA-362X） ；脱甲烷塔 NO.2 再沸器（EA-317B） ；脱甲烷塔 NO.4 进料冷却器（EA-311） （-62℃ C2=R）等换热器。33 两股裂解气分别经过上述换热器后汇合进入脱甲烷塔 NO.4 进料冷却器（EA-360） ，被 -75℃的乙烯冷剂冷却至-72℃后进入脱甲烷塔 NO.1 进料分离罐（FA-304） 。 FA-304 顶部的气体被分成二股。一股进入 NO.4 尾气换热器（EA-312）和脱甲烷塔 NO.5 冷却器（EA-313） ，被冷却至-99℃，然后进入脱甲烷塔 NO.2 进料分离罐（FA-305） 。FA-304 顶部的另一股气体进 NO.7 尾气换热器（EA-361X） ，被冷却至-99℃，然后进入新的脱甲 烷塔 NO.2 进料分离罐（FA-305B） 。FA-304 罐的液相分成两股量，分别进入脱甲烷塔进料分流换热 器（EA-331/EA-331B） 。从两个换热器出来的物料的一部分汇合后经 EA-326 用-101℃的乙烯 冷剂进一步冷却后作为脱甲烷的第三股进料，另一部分经节流后返回换热器冷却换热器进料 后作为脱甲烷塔 的第四股进料。 FA-305 的气相进入 NO.5 尾气换热器（EA-309） ，被冷却至-129℃进入脱甲烷塔 NO.3 进 料分离罐（FA-306） 。FA-305B 的气相经 EA-361X 被冷却至-129℃汇合来自 FA305 的物料进入 FA-306。FA-305 的液相和 FA-305B 的液相汇合作为脱甲烷塔 的第二股进料。 FA-306 罐出来的气体（主要成份为甲烷和氢气，所含乙烯已很少） 。一股经换热器 EA-361X/EA362X 换热到 30℃后直接作为中压甲烷去燃料气系统。另一股气体进入 NO.6 尾气 换热器 EA-308，被冷却至-167℃，然后进入甲烷氢分离罐（FA-308） 。FA-306 罐的液相作为 脱甲烷塔 NO.1 进料。 FA-308 罐顶产出高纯度的氢气产品，罐底液相主要为甲烷，液相甲烷经节流膨胀为 EA-308 等换热器提供冷量后，经燃料气压缩机（GB-301）压缩送燃料气系统。 5.3.3 脱甲烷塔系统 从冷箱系统来的四股进料在脱甲烷塔（DA-301）中进行甲烷和 C2 及 C2 以上组分的分割。 该塔的热源由裂解气通过塔釜再沸器 EA-317、EA-317B 和中沸器（EA-319）提供，回流由甲 烷制冷系统提供。 DA-301 塔顶气体一部分经甲烷制冷压缩机进出料换热器（EA-324A/B）后进入甲烷制冷 压缩机（GB-302A/B） ，压缩机一段出口气体经水冷器后进入中间冷却器 EA-364B（用 2℃丙烯 冷剂）冷却后进入压缩机二段，二段排出的甲烷气经甲烷制冷压缩机出口冷却器（EA-323） 用冷却水冷却，进入 EA-364A（用 2℃级丙烯）冷却后再经 EA-324A/B 进入甲烷冷剂冷凝器 EA-365（用-101℃的乙烯冷剂）进一步冷却，EA-365 出口甲烷气再经 EA-324A/B 后进入脱甲34 烷塔回流罐 （FA-309）FA-309 中的液体一部分作为脱甲烷塔的回流， 。 另一部分分别送入 EA-309 和 EA-361X 为两股裂解气料提供冷量。 FA-309 顶部气体与 DA-301 塔顶气体的另一股合并后分 别进入新老冷箱系统回收冷量后汇入燃料气系统。 DA-301 塔釜液经塔釜出料泵（GA-302）加压后分成两股。一股经 EA-314、EA-316 后分 成三股， 其中一股直接进入脱乙烷塔 （DA-401） 作为该塔 的第一股进料， 另两股分别进 EA-210、 EA-220 回收冷量后与 GA-302 出口的另一股经 EA-361X 和 EA-362X 的物料汇合一起进入脱乙烷 塔 DA-401 作为该塔的第二股进料。 5.3.4 脱乙烷塔系统 进入脱乙烷塔 DA-401 的两股进料在 DA-401 塔中进行碳二组份和碳三及碳三以上组分的 分割。该塔的热源由急冷水和饱和蒸汽 PS 通过塔釜再沸器 EA-401A/B 提供。该塔的回流同塔 顶冷凝系统和绿油洗涤塔 DA-408 塔釜液共同提供。 DA-401 塔顶气体经脱乙烷塔塔顶冷凝器（EA-460）用-23℃级的丙烯冷剂部分冷凝后进 入脱乙烷塔回流罐 （FA-460） FA-460 罐的液相经 GA-422 加压后作为 DA-401 塔的回流。 。 FA-460 顶部气体进入碳二加氢反应系统。 DA-401 塔釜液依靠自身的压力进入高压脱丙烷塔（DA-404B） 。 5.3.5 碳二加氢反应器与绿油洗涤塔 脱乙烷塔顶纯净的碳二馏份必须在进入乙烯精馏塔之前通过加氢将其中的乙炔转化成乙 烯和乙烷。加氢分两段完成，以提高反应的选择性，反应均为气相反应。来自氢气干燥器的 高纯度氢气（95%mol）在流量比例控制下加入一段反应器的进料中，少量的粗氢（含 CO）也 可在流量控制下加入其中，以抑制催化剂的活性。高纯度的氢气和粗氢也可在流量控制下加 入二段反应器的进料中。 碳二加氢系统共有三台反应器（DC-401A/B/C） ，其中二台在线， 一台再生或备用。来自 FA-460 顶的碳二馏份进入反应器进出料换热器（EA-448A/B） ，被反应器出料预热后进入反应 器进料加热器（EA-450）用低压蒸汽加热至反应温度（&70℃） ，然后进入一段反应器（大约 60%的乙炔在一段反应器中被转化） 。一段反应器的出料经中间冷却器（EA-452）冷却后进入 绿油罐（FA-401）除去部分绿油。FA-401 顶部气体再进入二段反应器(剩下的乙炔在此被加氢 掉)，二段反应器出料被反应器出料冷却器（EA-452B）冷却后再经进出料换热器 EA-448A/B35 冷却后进入绿油洗涤塔（DA-408） 。被来自乙烯精馏塔第九十五板的碳二液相洗涤掉物料中的 绿油。DA-408 塔釜液经 GA-450 加压后与 GA-422 出口物料混合作为乙烷塔 DA-401 的回流。 DA-408 塔顶物料经乙烯干燥器（FA-402）干燥后作为精馏塔（DA-402）的进料。 5.3.6 乙烯精馏塔 来自乙烯干燥器 FA-402 的物料在乙烯精馏塔 DA-402 中进行乙烯和乙烷的分割。该塔的 热 源 由 2 ℃ 级 的 丙 烯 通 过 塔 釜 再 沸 器 (EA-403/EA-403B) 和 裂 解 气 通 过 中 间 再 沸 器 (EA-404/EA-404B)提供。该塔的回流由塔顶冷凝系统提供。 DA-402 塔顶气体经塔顶冷凝器 EA-405/EA-405B，用-40℃级丙烯冷剂部分冷凝后进入回 流罐(FA-403)。FA-403 中的液相经 GA-403 加压后作为 DA-402 塔的回流。FA-403 的尾气（主 要为甲烷氢，含有较高浓度的乙烯）进入尾气冷凝器（EA-453） ，用-62℃级的乙烯冷剂将尾 气中的大部分乙烯冷凝下来回到 FA-403 罐中，剩下的尾气返回裂解气压缩机。 DA-402 塔第九板抽出合格的乙烯产品， 依靠液位差进入乙烯产品贮罐 （FB-401A/B/C/D） 。 从 DA-402 塔第九十五板抽出一股料作为绿油洗涤塔 DA-408 的洗涤液。 DA-402 塔的乙烷釜液，经乙烷蒸发器（EA-306）被裂解气加热，再经冷箱 EA-321 加热 至 30℃后去乙烷裂解炉 BA-108 作裂解原料，也可去燃料气系统或火炬气系统。 5.3.7 甲烷化反应系统 甲烷氢分离罐 FA-308 顶的粗氢中含有少量的 CO，CO 对碳二加氢反应的催化剂的活性有 抑制作用，故必须将粗氢中的 CO 通过甲烷化反应除掉。 FA-308 顶的粗氢经主冷箱系统回收冷量后先进入反应器进出料换热器(EA-302)预热，然 后经反应器进料加热器 EA-301 用超高压蒸汽 SS 加热至反应温度，进入甲烷化反应器 (DC-301)。DC-301 出料进入反应器进出料换热器 EA-302 冷却，再经 EA-303 水冷后进入 NO.1 水分离罐(FA-302)。其顶部气体一部分去汽油加氢单元；另一部分经 EA-304 用 2℃级丙烯冷 却后进入水分离罐（FA-303） 。FA-302/FA-303 罐中的水去 DA-104 塔，FA303 顶部的氢气一部 分经干燥器(FA-301)干燥后，分别去 DC-401、DC-402 和作为干氢产品送出界区；另一部分作 为湿氢产品送出界区。 氢气干燥器 FA-301 采用 3A0 分子筛干燥剂， 吸附周期为 48 小时， 干燥后氢气中水含量小 于 1ppm,干燥剂采用甲烷再生。36 5.3.8 乙烯产品贮存和乙烯产品的送出系统 FB-401 罐与 DA-402 塔之间设有平衡线，各罐的逸放气体通过平衡线返入 DA-402，也可 以去低压乙烯系统或火炬，由 PIC-428 控制。高压乙烯产品通过 PIC-429 返回各罐以维持各 贮罐的出料压力。 FB-401 中的乙烯产品，一部分在低压乙烯蒸发器 EA-445 中用-23℃气体丙烯蒸发，经 EA-446 用 38℃液体丙烯过热至 30℃后外送界区； 另一部分经乙烯输送泵 GA-409A/B/C 加压后 分两路：一路在高压乙烯蒸发器 EA-442 中用 2℃级气体丙烯蒸发，经 EA-443 用 38℃液体丙 烯过热至 30℃；另一路经 EA-362X 加热至 30℃。两路乙烯产品汇合一起外送界区。 5.3.9 火炬系统及火炬气回收系统 火炬系统收集来自安全阀、泄压阀、放空及液体排放等放出的气体和液体，加热成气体 送火炬头焚烧，该系统设有四路主火炬总管。 5.3.9.1 干火炬系统总管 DF 干火炬系统处理排放的干燥的气体（低于 5℃） ，这些气体经过 FA-702 干火炬罐分去夹 带的液体，送往火炬。 5.3.9.2 液体排放总管 LD 液体排放总管收集从装置的低温部分和制冷部分排放的无水冷液，液体排放总管接入干 火炬罐，罐中积聚的液体在一个不会结冰的特殊型式的换热器 EA-701 汽化，汽化的烃类送入 火炬焚烧。 5.3.9.3 湿火炬总管 WF 湿火炬总管处理湿的温度高于 5℃的排放物，在进入火炬燃烧前进入湿火炬罐 FA-701， 在罐内积聚的液体用湿火炬泵 GA-701 打回急冷水塔或排至废碱罐中。 5.3.9.4 热的干排放总管 HF 收集所有来自丙烯制冷压缩机 GB-501 和乙烯制冷压缩机 GB-601 的热的和过热的排出气 体（所有排入这根总管的气体都来自装置的高压部分） 。 上述四路气体最后汇集至火炬总管中，经水封罐 FA-1442（用于控制火炬总管压力）和 火炬罐 FA-1441（用于分离凝液）后，送往火炬头燃烧。 在水封罐 FA-1442 前的火炬总管上引一条管线至火炬气压缩机 GB-701A/B/C/D 的入口，37 经 GB-701 后送燃料气系统。 火炬上装有一个用于防止回火的分子密封器和四个可分别点火的长明灯。 火炬头上有三股中压蒸汽，其目的是为了保护火炬，消烟和助燃。 5.3.10 脱丙烷系统 采用双塔脱丙烷工艺，低压脱丙烷塔(DA-404)在 0.64MPa 压力下操作，顶温 36.6℃，釜 温 72℃，回流温度 18℃；高压脱丙烷塔(DA404B)在 1.64MPa 压力下操作，顶温 43.3℃，釜温 78.5℃， 回流温度 41.5℃。 凝液汽提塔(DA-202)釜液在液位调节控制下与丙烷精制塔(DA-410) 返回的物料经 EA-465 冷却水冷凝后，送往 DA-404 第十八板，脱乙烷塔 DA-401 釜液在液位调 节器 LIC-400 控制下进入 DA-404B 第 16 板。 DA-404 塔顶气相经 EA-412 用 2℃级的丙烯冷剂冷凝， 塔釜经再沸器(EA-410)用低压蒸汽 加热，其釜液在液位控制下经 EA-466 蒸汽加热送入脱丁烷塔，塔顶气相进入冷凝器 EA-412 冷凝后进入回流罐(FA-404)，一部分由回流泵(GA-407)加压作为回流。另一部分则由出料泵 (GA-411)在回流罐液位控制下，经 DA-404B 塔釜进出料换热器(EA-464)由 DA-404B 塔釜液加 热后送入 DA-404B 第 24 板。 DA-404B 由塔釜再沸器(EA-463)用低压蒸汽加热，塔釜液经塔釜进出料换热器 EA-464 与 FA-404 的液体换热后，在塔釜液位控制下，与 DA-404 回流液一起进入 DA-404 塔顶。塔顶气 相经冷凝器(EA-462)后，进入回流罐(FA-461)，一部分由回流泵(GA-460)加压在流量控制下 送回该塔作为回流，另一部分送入丙烯干燥器(FA-406)，干燥后送往丙二烯加氢系统 DC-402。 5.3.11 碳三加氢系统 碳三加氢反应器(DC-402)系统操作压力 2.75MPa,进料温度 27.8℃，出口温度 57.4℃。 原设计的丙二烯加氢转化器是两级操作方式，改造后单级操作，即三台反应器中两台并联操 作，一台备用，原催化剂更换为 BC-L83 催化剂。 由高压脱丙烷塔回流罐 FA-461 来的碳三馏份经干燥后，与氢气、稀释液混合后进入并列 的两个反应器，进行加氢反应，转化器出料经水冷却器(EA-461)冷却后送入分离罐(FA-409)， 罐中不凝气返裂解气压缩机五段吸入罐 FA-206， 液体一部分由 GA-412 在流量控制下送入甲烷 汽提塔(DA-407)。另一部分凝液则由 GA-412 打出后经 EA-467 以 18℃C3=冷剂冷凝，经冷凝后 的 C3’S 一股用于稀释反应器进料以降低 MAPD 浓度，另一股作为最小流量返回经 EA-461 后进38 入 FA-409。 5.3.12 甲烷汽提塔 从 DC-402 出来的物料送入甲烷汽提塔(DA-407)的顶部，DA-407 操作压力 2.19MPa，塔顶 温度 52℃，塔釜温度 55℃。由再沸器(EA-421)用急冷水加热提供热源，塔顶气相出料经塔顶 冷凝器(EA-422)以冷却水冷凝后进入回流罐(FA-413)，不凝气经 EA-423 以 2℃丙烯作冷剂冷 凝，回收尾气中夹带的丙烯，不凝气返回 GB-201。回流罐由回流泵(GA-402)加压与 DA-407 的 进料一起送入 DA-407 塔顶，塔釜液在液位控制器 LIC-440 和流量控制器 FIC472 的串级控制 下，送入丙烯精馏塔(DA-406)。 5.3.13 丙烯精馏塔 丙烯精馏塔的作用是将进料分离成两部分，一是塔顶出聚合级丙烯产品，二是塔釜采出 碳三液化气产品， 操作压力 1.997MPa， 顶温 46.9℃， 55.1℃， 釜 回流比 14.6， 回流温度 44.8℃。 DA-406 塔顶气相经塔顶冷凝器(EA-425)用冷却水冷凝进回流罐(FA-408)，凝液一部分由 回流泵(GA-406)在流量控制下送回塔顶作为回流，另一部分作为聚合级丙烯产品在 FA-408 液 位控制器 LICA-446 控制下送入丙烯球罐；塔釜物料经再沸器(EA-424)用急冷水加热，塔釜液 位在调节器 LIC-445 和流量控制器 FIC-702 串级控制下由 GA-426 送入丙烷精制塔(DA-410)。 5.3.14 DA-410 及 DA-409 系统 DA-410 作用是精制丙烷回收丙烯，操作压力 2.045MPa,，顶温 55℃，釜温 62℃。 DA-410 塔釜物料经塔釜再沸器(EA-456)以急冷水加热汽提，塔顶气相进入 DA-406 塔釜， 塔釜物料一部分 由塔釜液面控制器 LICA-701 与流量控制器 FIC-701 串级控制下送往碳三液 化汽再蒸塔(DA-409)，另一部分较重组份在流量 FIC-468 控制下送往 DA-404，另外从塔釜第 三块塔盘抽出一股物料由流量 FIC-488 控制经 EA-601 冷却水冷凝后送入 DA-409。 DA-409 的目的是除去碳三液化汽中含有的绿油，以提高液化汽的质量。以低压蒸气作为 热源，使碳三馏份大部分汽化而脱去绿油和重组分。该塔操作压力 1.4MPa,顶温 42.8℃,釜温 55℃。 DA-409 塔顶出来的碳三馏份经塔顶冷凝器(EA-431)以冷却水冷凝后进入回流罐(FA-418) 用 GA-424 加压，一部分在流量 FIC-493 控制下返回 DA-409 作回流，其余的作为碳三液化气 在 FA-418 液位 LICA-452 控制下送往界区外，DA-409 釜液在流量控制下送往 DA-404，其中的39 绿油最终送入 DA-405 随汽油送往 DPG 单元。 5.3.15 脱丁烷系统 脱丁烷塔(DA-405)的作用是将进料组分分成两部分，一部分是将混合碳四从塔顶分离出 来，另外从塔釜采出裂解汽油并送往 DPG 单元，该塔操作压力 0.48MPa,顶温 48.2℃,釜温 114.7℃，回流温度 43.2℃,进料温度 71.6℃。 由于 DA-405 没有改造，为了满足改造后的热负荷，将 DA-404 塔釜物料经 EA-466，低压 蒸汽加热后再进 DA-405 第 20 板，塔釜物料由再沸器(EA-413)用低压蒸汽加热，塔顶冷凝器 (EA-414)用冷却水作冷剂，塔顶气相经 EA-414 冷凝后送入回流罐(FA-405)后，用回流泵 (GA-405)打出，一部分在流量 FRC-446 控制下送入 DA-405 作回流，其余的在 FA-405 液位 LICA-429 控制下作为产品送至混合碳四罐，塔釜液在液位 LIC-428 控制下，经并联的两个冷 却器 EA-415 及 EA-419 用冷却水冷却后，作为裂解汽油产品送往 DPG 单元。 5.4 加氢工序： 5.4.1 脱戊烷系统： FB-1311 罐中物料由原料泵(H-GA-101 或 H-GA-151)送入脱戊烷塔（H-DA-151）的第 16 块板或第 18 块板，塔釜热量由塔釜再沸器（H-EA-152）用 MS 蒸汽提供，塔顶气体在塔顶冷 凝器（H-EA-151）用冷却水冷凝后进入回流罐（H-FA-151） ，回流罐中液体一部分由回流泵 （H-GA-152）打回塔顶作为回流；另一部分液体在回流罐液位控制下作为碳五产品送碳五贮 罐（FB-1325）贮存，塔釜液体由 H-GA-153 加压后去脱砷系统。为防止碳五及轻组分发生聚 合反应， 可将阻聚剂从 H-FA-113 罐中用 H-GA-113 打入 H-DA-151 塔回流管线中， 浓度为 90PPm。 5.4.2 脱砷系统： 为除去一段加氢反应器（H-DC-101）进料中微量砷，不使催化剂中毒，将 H-DA-151 塔釜 的 C6～C9 馏份进行脱砷处理， 脱砷剂为过氧化氢异丙苯。 用过氧化氢异丙苯注入泵 （H-GA-112） 将贮罐（H-FA-111）中的过氧化氢异丙苯送入混合器（H-zA-103）与脱 C6～C8 塔（H-DA-101） 塔釜来和物料混合后进入脱砷反应器（H-FA-110）中，脱除微量砷。 5.4.3 H-DA-101 系统： 脱砷反应器顶部出来的 C6～C9 馏份进入 H-DA-101，塔釜热量由塔釜再沸器（H-EA-102） 由 MS 蒸汽提供，塔顶气体 C6～C8 馏份在塔顶冷凝器（H-EA-101）用冷却水冷凝后流入回流40 罐（H-FA-101） ，H-FA-101 罐中液体经 H-GA-102 加压后：一部分送回塔顶作回流；另一部分 在回流罐液位控制下送入沉降分离罐（H-FA-104） ，塔釜液体经 H-GA-111 加压后由塔釜液位 控制进入 BTX 塔（H-DA-102） 。 5.4.4 BTX 塔系统： 来自 H-DA-101 塔釜液体进入 H-DA-102 塔第`16 块塔板，塔釜加热由塔釜再沸器 （H-EA-106）用 MS 蒸汽提供，为了加强传热效果、减少结焦，一部分塔釜液体由强制循环泵 （H-GA-104）加压后经塔釜再沸器换热送回塔釜；另一部分在塔釜液位控制下经碳九馏份冷 却器（H-EA-107）冷却后送入原料罐区的碳九产品贮罐（FB-1321） 。塔顶气体由塔顶冷凝器 （H-EA-103） 用冷却水冷凝后流回回流罐（H-FA-102） ，回流罐中液体经 BTX 塔回流泵加压后： 一部分作为塔的回流送回塔顶；另一部分在回流罐液位控制下送入沉降分离罐（H-FA-104） 。 BTX 塔为负压操作，用 MS 蒸汽通过喷射泵（H-EE-101）将该塔抽成真空，为防止空气进 入系统，该塔设有水封罐（H-FA-103） ，同时为减少 C6～C8 馏份的损失，在塔顶回流罐顶部 设有一台丙烯冷凝器（H-EA-104） ，用 2℃丙烯冷剂将不凝气中 C6～C8 馏份冷凝下来进入回流 罐。 5.4.5 反应部分： 5.4.5.1 第一段加氢反应系统 从前馏来的 C6～C8 馏份进入一段进料缓冲罐（H-FA-105） ，然后用一段加氢反应进料泵 （H-GA-105、H-GA-155）加压后与第一段加氢产品混合稀释，在流量控制下进入第一段加氢 反应器（H-DC-101） ，从分离来的湿氢进入 H-DC-101 与一段反应原料进行加氢反应。反应产 物去一段加氢反应分离罐进行气液分离，气相被分成二部分：一部分去老二段循环氢压缩机 吸入罐（H-FA-107） ；另一部分去新二段循环氢压缩机吸入罐（H-FA-2107） ，反应器压力超高 时可放火炬。液相的去向有三部分：第一部分去一段反应器出口冷却器（H-EA-117） ，然后用 第一段加氢反应器循环泵（H-GA-106、H-GA-156）加压后经过一段循环冷却器（H-EA-108、 H-EA-158）冷却或通过 FFRC-116 打循环返回第一段反应器入口，以控制第一段反应器的反应 温度和双烯值；第二部分经老二段反应器进料泵（H-GA-107）由 FRCA-124 控制送往老二段反 应系统；第三部分经新二段反应器进料泵（H-GA-2107）由 FRCA-2124 控制送往新二段反应系 统。当新二段停车时，部分一段加氢产品可送往界区外；当反应部停车后，为防止 FB-131141 涨库，可将前馏产品经 H-GA-105、H-GA-155 送往界区外。 5.4.5.2 第二段加氢系统： 5.4.5.2.1 老二段系统： 从 H-GA-107 来的物料与第二段反应器（H-DC-102）出料在二段进料预热器（H-EA-109） 内换热后，进入混合喷嘴（H-HG-101） ，从循环氢压缩机（H-GB-101）来的氢气经 1#氢气预热 器（H-EA-110） 、2#氢气预热（H-EA-111）分别与第二段加氢反应器出料换热预后，进入老二 段加热炉（H-BA-101）A 炉进一步加热后到混合喷嘴，在此液体被喷成雾状，被热的氢气流加 热，立即汽化并过热，再进入 B 炉进一步加热到第二段加氢反应所需的温度，送入 H-DC-102 进行加氢反应，加热炉的燃料气调节加热炉的出口温度。老二段加氢反应器出料依次通过 H-EA-111、H-EA-109、硫化氢汽提塔的再沸器（H-EA-115A）和 1#氢气预热器（H-EA-110）进 行换热后， 进入二段出口冷却器 （H-EA-112） 用循环水冷却， 然后进入高压闪蒸罐 （H-FA-106） ， 在高压闪蒸罐中进行气液分离，H-FA-106 顶的大部分循环氢与从一段反应器气、液分离罐 （H-FA-112）来的剩余氢混合后进入压缩机吸入罐（H-FA-107） ；另一小部分循环氢由流量控 制与硫化氢汽提塔(H-DA-103)顶来的含有硫化氢的轻组分气体混合后送往裂解气压缩机的第 三段吸入罐 （FA-203） 或燃料气系统。 H-FA-106 底部的液体在其液位控制下进入 H-DA-103 塔。 5.4.5.2.2 新二段加氢系统： 来自一段加氢反应器气、液分离罐（H-FA-112）的一段加氢汽油，经新二段进料泵 （H-GA-2107）加压后与新二段加氢反应器（H-DC-2102）出料换热器（H-EA-2109）换热后， 送入混合喷嘴（H-HG-2101） ，与从新二段循环氢压缩机（H-GB-2101）来的循环氢进行混合， 进入加热炉（H-BA-2101）进行预热，用加热炉的燃料气量控制加热炉的出口温度，然后进入 新二段加氢反应器（H-DC-2102）进行加氢反应。从 H-DC-2102 出来的物料依次通过 2#氢气预 热器（H-EA-2111） 、二段进料预热器（H-EA-2109） 、硫化氢汽提塔的再沸器（H-EA-2115A） 和 1#氢气预热器（H-EA-2110）进行换热后，进入二段出口冷却器（H-EA-2112）用循环水冷 却，然后进入高压闪蒸罐（H-FA-2106） ，在高压闪蒸罐中进行气液分离，H-FA-2106 顶的大部 分循环氢与从一段反应器气、液分离罐（H-FA-112）来的剩余氢混合后进入压缩机吸入罐 （H-FA-2107） ；另一小部分循环氢由流量控制与 H-DA-2103 顶来的含有硫化氢的轻组分气体 混合后送往裂解气压缩机的第三段吸入罐（FA-203）或燃料气系统，以保证循环氢气中氢气42 组分的衡定。H-FA-2106 底部的液体在其液位控制下进入 H-DA-2103 塔。 当二段加氢反应系统压力偏低或循环氢组分变重时，可以由流量控制补入一部分新鲜氢 气到新、老循环氢压缩机吸入罐中。 5.4.6 硫化氢汽提塔： 从 H-FA-106 来的液体进入硫化氢汽提塔（H-DA-103） ；从 H-FA-2106 来的液体进入硫化 氢汽提塔（H-DA-2103） 。在 H-DA-103 塔中加热由塔釜再沸器（H-EA-115B）用 MS 蒸汽提供， 另一部分加热由塔釜再沸器（H-EA-115A）用 H-DC-102 反应器出料来加热。H-DA-103 顶馏份 经塔顶冷凝器（H-EA-114）用冷却水冷凝后流入回流罐（H-FA-114） ，回流罐中液体用泵 （H-GA-114）加压后：一部分送往塔顶作回流，另一部分返回 H-FA-114 罐，H-FA-114 罐中不 凝气去燃料气系统或去 GB-201 三段吸入罐（FA-203） 。H-DA-103 塔釜液体经 H-EA-113（与 H-DA-103 塔进料换热） 、H-EA-116（用冷却水来冷却）冷却后，在塔釜液位控制下作为加氢汽 油产品送往界区。在 H-DA-2103 塔中加热由塔釜再沸器（H-EA-2115B）用 MS 蒸汽提供，另一 部分加热由塔釜再沸器（H-EA-2115A）用 H-DC-2102 反应器出料来加热。H-DA-2103 顶馏份经 塔顶冷凝器（H-EA-2114）用冷却水冷凝后流入回流罐（H-FA-2114） ，回流罐中液体用泵 （H-GA-2114）加压后：一部分送往塔顶作回流，另一部分返回 H-FA-2114 罐，H-FA-2114 罐 中不凝气去燃料气系统或去 GB-201 三段吸入罐（FA-203） 。H-DA-2103 塔釜液体经 H-EA-2113 （与 H-DA-2103 塔进料换热） 、H-EA-2116（用冷却水来冷却）冷却后，在塔釜液位控制下作 为加氢汽油产品送往界区。 当二段反应系统长时间不能运行时，可将一段反应器出料经 H-FA-112 罐气、液分离后， 由 H-GA-107A/B 或 H-GA-2107 泵加压后经过旁通管线，通过二段进料预热器（H-EA-109 或 H-EA-2109）和混合喷嘴旁通进入高压闪罐（H-FA-106 或 H-FA-2106） ，然后把高压闪蒸罐中 液体向 H-DA-103/H-DA-2103 塔进料，经汽提掉硫化氢和轻组分后作为车用汽油掺合原料送出 界区。43 六、工艺条件一览表序号 仪表位号 裂解炉系统 1 FIC101-107 去各组炉管原料油量 /110 A～F 2 FIC101-107 去各组炉管的稀释蒸汽量 /110 G～M 3 4 FIC108A～D 去 BA-108 乙烷进料 FIC108E～H 去 BA-108 的 DS 进料 Nm /h kg/h. coil 5 6 PI101-110G 汽包压力 PICA101-11 炉膛负压 0H 7 8 9 10 PIA-110 PIA-112 PICA-150 AGO 的总管压力 NAP 的总管压力 DS 总管压力 MPa MPa MPa ℃ 1.33 1.22 0.58 214 MPa mmH2O 12.3 -1.2～-2.53测量对象单 位指 标备注kg/h. coilAGO：3815 NAP：3500 HGO/HVGO：―kg/h. coilAGO：2861 NAP：2275 HGO/HVGO：― TIC101-107 急冷器出口裂解气温度 /110B-D11TIC101-107 炉管出口裂解气温度 /110G-M℃AGO：795 NAP：835 HGO/HVGO：78512TUI101-107 炉膛温度 /110R℃10601100℃（MAX）13 14TIC108A-D TUI-108L炉管出口裂解气温度 BA-108 炉膛温度℃ ℃841 ℃（MAX）44 15 16TUI-108MBA-108 烟气温度℃130 68%LICA101-10 汽包液位 7/110A序号 17仪表位号 LC101-107/ 汽包液位 110B测量对象单 位指 标 73%备注LC-101B 正常时设定 值应高于 LICA-101A18 19 20LICA-108A LC-108B LIC-162FA-108（汽包）液位 FA-108（汽包）液位 EA161 液位68% 73% 80% 同上蒸汽加热 炉系统 21 22 FRA-190 PDIC-189 BA-109 送出的超高压蒸汽 BA-109 油汽压差 kg/h MPa .21 油压：0.38MPa 汽压：0.59MPa 23 24 25 26 27 PRC-191 PICA-192 PIC-193 TRCA-130 LICA-150 燃料气系统 28 29 30 31 PIC-941 PIC-946 TIC-941 LICA-941 FA704 罐压力 FA703 罐送出 FG 压力 FA703 罐送出 FG 温度 FA704 罐液位 MPa MPa ℃ % 0.4 0.3 40 60 BA-109 超高压蒸汽压力 BA-109 炉膛负压 FA-124 闪蒸罐压力 BA-109 出口 SS 温度 FA-124 闪蒸罐液位 MPa mmH2O MPa ℃ % 11.7 -2.0～-5.0 1.65 500～525 60BA-111 裂解炉 32 FIC1111A-F kg/h AGO5040 NAP4563 HVGO4125 33 FIC1117A-F kg/h AGO3780 NAP2281 HVGO309445 34FIC1114A-Fkg/hAGO2268 NAP1369 HVGO1856序号 35仪表位号 TC11101测量对象单 位 ℃指 标 AGO799 NAP830 HVGO785备注36FC1111t/hAGO30.242 NAP27.380 HVGO24.75037 38 39 40 41TDC1116A-F 急冷器出口 TC11184B TC11183B FC11141℃ ℃ ℃ ℃ kg/h40 217 480 520 AGO35994 NAP30669 HVGO3123442 43 44 45 46 47LIC11101 LC11102 TDC1113A-F S11104 PIC111 FIC-C110 热油去 EA-134% % ℃ % 10 Pa t/h50 60 0 2-3 -12~-25 236.863 与 LICA―C111 构成 串级回路48 49FI-C121 FRC163EA135 出口热油 DA101 汽油回流t/h t/h113.538 135.060 与 TRCA120 构成串 级回路50 51 52FRC168 FRC171 FIC175裂解柴油产出去罐区 裂解燃料油产出 DA104 塔上部 QW 返回t/h t/h t/h4.730 13.694 520.046 53 54 55 序号 56 57 58 59 60 61 62 63 64 65 66 67 68 69 70 71 72 73 74 75 76 77 78 79 80 81FIC176 FI177 FIC184 仪表位号 FIC192 FIC195 FIC199 LICA-C111 LICA121 LIC124 LRA131 LIC132 LIC133 LRA141 LRCA143 LICA145 LIC162 LI―163 PICA150 PICA152 PDI162 PIA164 PIC168 PDI169 PIC175 PIC177 PDIC178 PIA180 PIA182 PIA183DA104 塔下部 QW 返回 进 EA129QW 总流量 急冷油去第二急冷器 测量对象 加热 EA162 的 LS 量 DA160 塔上部 QW 返回 DA105 塔上部 PW 进料 FA150 罐液面 FA115 罐液面 FA160 罐液面 DA101 塔釜液面 DA102 塔釜液面 DA103 塔釜液面 FA120 罐水侧界面 FA120 罐油侧油液面 DA105 塔釜液面 EA161 水侧液面 DA160 塔釜液面 EA128B 出口 DS 压力 EA128 出口高压 DS 压力 DA101 塔压差 GA104 出口压力 DA160 塔釜压力 DA160 塔压差 DA104 塔顶压力 DA104 塔釜 EA129 急冷水进水 GA107 出口压力 GA109 出口压力 GA110 出口压力t/h t/h t/h 单 位 t/h t/h t/h % % % % % % % % % % % MPa MPa MPa MPa MPa MPa MPa MPa MPa MPa MPa MPa9.0
指 标 6.150 64.675 138.286 50 50 50 50 50 50 50 50 50 50 50 0.62 0.70 0.015 1.03 0.068 0.007 0.062 0.065 0.35 1.06 0.61 1.10与 TIC125 串级与 TIC176 串级 备 注与 FIC181 分程调节 与 TC183 串级与 FIC-C110 串级控制 DA102 进料 控制 DA103 进料控制汽油去 DA201 控制 DA105PW 进料 控制 EA161PW 进料A、B 阀分程控制 A、B 阀分程控制控制补入 N2 或 FG控制物料放火炬 控制补入 N247 82 83 84 序号 85 86 87 88 89 90 91 92 93 94 95 96 97 98 99 100 101 102 103 104 105 106 107 108 109 110PIA185 TIC-C112 TRCA120 仪表位号 TIC125 TIC128 TIC144 TIC164 TIC176 TI181 TC183 TUI133 TUI134 TUI135 TUI153 TUI155 TUI159 TRC201 LICA201 TSHH214 PRCA201 LICA205 LICA207 LICA209 LICA211 FIC205 LICA266 LICA267 LICA268 FIC275GA108 出口压力 DA101 热油返回 DA101 塔顶温度 测量对象 DA104 塔釜温度 出 EA128 过热高压 DS 温度 DA104 下部 QW 返回 EA163 出口急泠油 DA101 塔裂解气进料 DA160 塔顶温度 DA160 塔釜温度 DA101 塔裂解气进料 DA101 塔釜温度 DA―101 塔顶温度 DA―104 塔顶温度 DA―104 塔釜温度 DA―105 塔釜温度 DA201 塔灵敏板温度 DA201 塔液面 一段吸入温度 一段吸入压力 FA202 缶水相液面 FA202 缶油相液面 FA203 缶液面 FA204 缶液面 三段出口流量 FA205 缶水相液面 FA206 缶水相液面 FA206 缶油相液面 五段出口流量MPa ℃ ℃ 单 位 ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ % ℃ MPA % % % % Nm3/h % % % Nm3/h0.58 130.0 104.7 指 标 84.8 200.0 55.0 163 197.1 42.0 77.5 197.1 194.9 104.7 42.0 84.8 125.2 66-70 50 38~44 0.055-0.6 25-30 20-25 25-30 25-30 -30 25-30 20-25 ℃联锁 与 FIC195 串级 与 FIC184 串级 与 FRC163 串级 备 注与 FIC176 串级 控制过热 MS 流量 控制 QW 旁通 EA12948 111 112 113 序号 114 115 116 117 118 119 120 121 122 123 124 125 126 127 128 129 130 131 132 133 134LICA275 LIC276 LICA277 仪表位号 LIC278 LIC279 LIC280 TIC236 TIC290 PIC261 TIC235 TIC288 PRCA255 FIC245 LIC245 FI247 FI248 FI247B FIC249 LIC255 LIC255B LIC221 S233 S213 S231DA204 塔油相液面 DA204 塔水相液面 FA208 缶油相液面 测量对象 FA208 缶水相液面 DA202 塔水相液面 DA202 塔釜液面 DA202 塔灵敏板温度 DA202 塔物料入口温度 DA202 塔压力 FA208 缶入口温度 FA208 缶入口温度 GB201 五段出口压力 DA203 塔进洗涤水量 DA203 塔洗涤段液面 DA203 塔下段碱洗量 DA203 塔上段碱洗量 DA231 塔循环碱量 DA203 塔补碱量 FA236 碱液面 FA236B 碱液面 DA231 塔釜液面 DA203 下碱浓度 DA231 碱浓度 DA203 塔出口裂解气酸性气体 浓度% % % 单 位 % % % ℃ ℃ MPa ℃ ℃ MPa Kg/h % t/h t/h t/h20-30 25-35 20-30 指 标 25-35 25-35 50 57-59 45-55 0.96-0.98 13-16 13-16 3.6-3.85
60-80 60-80 60-80 以 S213 浓度补 备 注% % % %wt %wt70-75 50-70 30-60 &5 0-3 H2S&1ppm CO2&5ppm135 136 137 138TUI211 TUI262 TUI264 TRA2021三段出口冷却后温度 五段入口温度 五段出口冷却后温度 GB201LO 供油温度℃ ℃ ℃ ℃38-42 38-42 38-42 38-4249 139 140 141 序号 142 143 144 145 146 147 148 149 150 151 152 153 154 155 156 157 158 159 160 161 162 163 164 165 166 167TRA3021 PRC501 TIC500 仪表位号 FIC501 PIC502 PRC510 FIC511 PIC520 TUI505 LIC540 LIC508 LIC511 LIC526 LRA529 TUI510 LIC503 LIC503B ULICA904 LIC5011 TRA5011 PRC601 TIC601 FIC600 FIC601 FIC602 TIC600 PRA604 TUI604 LIC603GB301LO 供油温度 一段吸入压力 一段吸入温度 测量对象 一段吸入流量 二段补入压力 三段补入压力 四段补入流量 四段排出压力 四段排出温度 FA-551 液面 FA-501 液面 FA-502 液面 FA-503 液面 FA-504 液面 FA-506 出口温度 EA-605 液面 EA-605B 液面 复水器液面 SO 高位槽液面 LO 供油温度 一段吸入压力 一段吸入温度 一段吸入流量 二段补入流量 三段补入流量 三段吸入温度 三段排出压力 三段排出温度 FA-602 液面℃ MPa ℃ 单 位 Nm3/h MPa MPa Nm3/h MPa ℃ % % % % % ℃ % % % % ℃ MPa ℃ Nm3/h Nm3/h Nm3/h ℃ MPa ℃ %38-42 0.038-0.042 &-38 指 标 000 0.18 0.534
1.7-1.8 &95 &5 &5 20-30 20-30 40-70 25-40 50 50 50 50 38-42 0.017-0.02 &-98 00--13000 &-50 1.60-1.75 &55 20-30 80℃联锁 120℃联锁 备 注50 168 169 170 序号 171LIC610 LRA614 LIC503 仪表位号 LIC503BFA-603 液面 FA-604 液面 EA-605 丙烯液面 测量对象 EA-605B 丙烯液}
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