乙烯装置操作规程

1、 QB 中国石油抚顺石化公司企业标准Q/SY FHYX JCZ 3101 2005 乙 烯 装 置 操 作 规 程 2006 年 9 月 1 日发布 2007 年 1 月 1 日实施 中国石油抚顺石化公司 发布 前 言 本规程是在 QJ/FSYX 05.40.11-2001 版本的基础上，根据股份公司炼油板块的具体要求进行 了修订。 本规程修订的目的，主要是完成对传统操作规程具体内容的修改，使之更适应操作需要。对于 装置开、停工方案、大型机组的开停机方案及各种单体设备的操作规程、操作指南采用新模式进行 编写。对整个操作规程结构进行调整，使之成为联系紧密并协调的规程。使原操作规程内容更全面， 更

2、完善，更接近生产实际，以便于操作人员能按此规程进行生产操作。 本标准适用于抚顺石化公司乙烯厂乙烯装置。 本标准实施后可取代 2001 年 QJ/FSYX 05.40.11-2001。 本标准由抚顺石化公司乙烯厂标准化委员会提出。 本标准起草单位：乙烯厂乙烯车间。 本标准主要起草人：严文采 姚伟清 郑占利 于喜安 郜维松 高 颂 李军民 王培歌 韩立宏 李 凯 李用吕 李章亮 张迎春 王权庆 本标准于 2006 年 9 月首次发布，主要修订了操作指南、设备操作规程、仪表操作规程、安全 及环保等内容。 注：操作性质代号及操作者代号 操作和安全、即:状态确认用()-表示;操作动作用-表示:安全操作项

3、目用-表示. 表明操作者的岗位名称：班长用 M 表示，内操表示，外操用 P 表示。 审批表审批表 项目部门姓名签字日期 编写 装置(车间)审核 部门审核 批准 版本更新记录 版本号日期再版原因更改内容页码 目 录 第一章 工艺技术规程.1 1.1 装置概况 .1 1.1.1 装置简介 .1 1.1.2.工艺原理.2 1.1.3 工艺流程说明 .8 1.1.4 乙烯装置历年改造情况.17 1.1.5 工艺原则流程图（PFD）.19 1.2 工艺指标.20 1.2.1 原料指标 .20 1.2.2 半成品、成品指标 .22 1.2.3 公用工程（水、电、汽、风等指标） .28 1.2.4 主要操作

4、条件 .30 第二章 操作指南.39 2.1 裂解单元岗位操作指南 .39 2.2 压缩单元岗位操作指南 .61 2.3 分离单元岗位操作指南.138 2.4 汽油加氢及工程单元岗位操作指南.182 2.5 三剂运行指南.195 第三章 开工规程.228 3.1裂解单元开工规程.228 3.1.1裂解炉单元开工规程.228 3.1.1.1裂解单元开工统筹图.228 3.1.1.2 裂解炉系统的开工纲要(A 级) .230 3.1.1.3 裂解炉岗开工操作(B 级) .231 3.1.1.4 裂解炉岗开工说明(C 级) .243 3.1.2 急冷系统的开工规程.247 3.1.2.1 急冷系统的

5、开工纲要(A 级).247 3.1.2.2 急冷系统的开工操作(B 级).249 3.1.2.3 急冷系统开工纲要(C 级).260 3.2 压缩单元开工规程.261 3.2.1压缩单元开工统筹图.261 3.2.2 压缩单元开工纲要(A 级).263 3.2.3 压缩单元开工操作(B 级) .265 3.2.4 压缩单元开工操作（C 级） 辅助说明 .287 3.3 分离单元开工规程 .288 3.3.1 分离单元开工统筹图 .288 3.3.2 分离单元开工纲要(A 级) .290 3.3.3 分离单元开工操作(B 级) .291 3.3.4 分离单元开工操作（C 级） 辅助说明.300

6、3.4 汽油加氢开工规程 .301 3.4.1汽油加氢开工统筹图.301 3.4.2 汽油加氢单元开工纲要(A 级) .303 3.4.3 汽油加氢单元开工操作(B 级) .305 3.4.4 汽油加氢单元开工操作（C 级） 辅助说明.314 3.5 废碱氧化单元开工规程 .315 3.5.1废碱氧化单元开工统筹图.315 3.5.2 废碱氧化单元开工操作(A 级) .317 3.5.3 废碱氧化单元开工操作(B 级) .318 3.5.4 废碱氧化单元开工操作（C 级） 辅助说明.321 第四章 停工规程.322 4.1 裂解单元停工规程 .322 4.1.1 裂解炉单元停工规程 .322

7、4.1.1.1 裂解炉单元停工统筹图.322 4.1.1.2 裂解炉单元停工纲要(A 级) .324 4.1.1.3 裂解炉单元停工操作(B 级) .326 4.1.1.4 裂解炉单元停工说明(C 级) .331 4.1.2 急冷单元停工规程.332 4.1.2.1 急冷单元停工纲要(A 级).332 4.1.2.2 急冷单元停工操作(B 级) .333 4.1.2.3 急冷系统停工说明(C 级) .337 4.2 压缩单元停工规程.338 4.2.1 压缩单元停工统筹图.338 4.2.2 压缩单元停工操作纲要(A 级) .340 4.2.3 压缩单元停工操作纲要(B 级) .341 4.2

8、.4 压缩停工操作纲要(C 级) 辅助说明.355 4.3 分离单元停工规程 .356 4.3.1 分离单元停工统筹图 .356 4.3.2 分离单元停工操作纲要(A 级) .358 4.3.3 分离单元停工操作纲要(B 级) .359 4.3.4 分离停工操作纲要(C 级) 辅助说明 .367 4.4 汽油加氢单元停工规程 .368 4.4.1 汽油加氢单元停工统筹图.368 4.4.2 汽油加氢单元停工操作纲要(A 级) .370 4.4.3 汽油加氢单元停工操作纲要(B 级) .371 4.4.4 汽油加氢单元停工操作纲要(C 级) 辅助说明.375 4.5 废碱氧化单元停工规程.376

9、 4.5.1 废碱氧化单元停工统筹图.376 4.5.2 废碱氧化单元停车操作纲要(A 级) .377 4.5.3 废碱氧化单元停车操作纲要(B 级) .377 4.5.4 废碱氧化单元停车操作纲要(C 级) .378 第五章 专用设备操作规程.379 5.1 GA-901 泵操作规程 .379 5.2 裂解炉风机操作规程.406 5.3 GA-981 操作规程 .411 5.4 GA-104B/C/D 操作规程 .423 5.5 GA-107B 操作规程 .435 5.6 GA-110A/B/C 操作规程 .446 5.7 GA-111A/B 泵操作规程 .457 5.8 GA-112A/B

10、 泵操作规程 .468 5.9 GA-240AB 操作规程 .479 5.10 磁力驱动泵 GA-205B 操作规程.492 5.11 空气压缩机 GB-202A/B 操作规程.496 5.12 GT-104 操作规程 .505 5.13 GT-107 操作规程 .519 5.14 PA-102X 计量泵操作规程 .531 5.15 PA-103X 计量泵操作规程 .544 5.16 磁力驱动泵 GA109A/B 操作规程.557 5.17 压缩三机操作规程.562 5.18 甲烷压缩机 GB-302 操作规程.639 5.19 循环氢气压缩机 GB-751 操作规程.653 5.20 复水泵

11、操作规程.661 5.21 GB303A/B 操作规程 .675 5.22 GA302 操作规程 .682 5.23 磁力泵 GA213C 操作规程.688 第六章 基础操作规程.694 6.1 机泵的开、停与切换操作.694 6.1.1 立式泵的开、停与切换操作.694 6.1.2 齿轮泵的开、停与切换操作.706 6.1.3 螺杆泵的开、停与切换操作.719 6.1.4 屏蔽泵的开、停与切换操作.730 6.1.5 离心泵的开、停与切换操作.742 6.1.6 往复泵的开、停与切换操作.762 6.1.7 计量泵的开、停与切换操作.774 6.2 电动机操作规程.789 6.3 冷换设备的

12、投用和切除.798 第七章 事故处理预案.808 7.1 事故处理原则 .808 7.2 紧急停工方法.809 7.3 事故处理预案.815 7.3.1 裂解炉故障应急预案 .815 7.3.2 GB-201 紧急停车事故应急预案 .839 7.3.3 丙烯制冷压缩机（GB-501）停车事故 .846 7.3.4 乙烯制冷压缩机（GB-601）停车事故 .849 7.3.5 三机油系统事故.851 7.3.6 甲烷化反应器反应失控 .853 7.3.7 乙炔反应器失控 .855 7.3.8 MAPD 反应器失控 .858 7.3.9.DPG 装置故障应急预案 .859 7.3.10.DC-75

13、1 氢气故障 .861 7.3.11.DC-751 裂解汽油中断的处理步骤 .862 7.3.12 DC-751 床层温度反常的处理步骤： .863 7.3.13.冷却水故障应急处理.864 7.3.14 蒸汽故障应急预案 .866 7.3.15 仪表风故障时事故预案 .867 7.3.16 氮气故障时事故预案 .868 7.3.17 可燃物大量泄漏的应急预案.869 7.3.18 中和池 H2S 大量泄漏应急预案 .870 7.3.19 电力故障应急处理方案 .872 7.4 事故处理预案演练规定 .874 第八章 操作规定.876 8.1 定期工作规定.876 8.1.1 裂解岗位定期工作

14、规定.876 8.1.2 压缩岗位定期工作规定.876 8.1.3 分离岗位定期工作规定.877 8.1.4 工程加氢岗位定期工作规定.877 8.2 长期操作规定.878 8.2.1 裂解岗位操作规定.878 8.2.2 压缩岗位操作规定.881 8.2.3 分离岗位特殊操作规定（干燥器再生） .882 8.2.4 工程加氢岗位操作规定 .887 临时操作规定.888 第九章 仪表控制系统操作指南.889 9.l DCS 系统概述 .889 9.2 装置自保的逻辑控制 .890 第十章 安全生产及环境保护.912 10.1 安全知识 .912 10.2 安全规定 .917 10.3 装置防冻

15、防凝措施 .936 10.4 本装置历史上发生的主要事故、处理方法及经验教训 .947 10.5 本装置易燃易爆的安全性质：爆炸范围、闪点、自燃点 .948 10.6 本装置主要有害物介质（易燃易爆、有毒）的有关参数 .949 10.7 本装置污染物主要排放部位和排放的主要污染物 .951 第十一章 附录.953 11.1 设备明细表 .953 11.2 主要设备结构图.985 11.3 装置平面布置图 .986 11.4 可燃气体和硫化氢报警仪布置图 .987 11.5 装置消防设施布置图 .988 11.6 安全阀定压值.989 11.7 控制参数报警值.995 11.8 常用基础数据 .

16、996 第一章 工艺技术规程 1.11.1 装置概况装置概况 1.1.11.1.1 装置简介装置简介 抚顺乙烯装置用美国鲁姆斯专利技术,由加拿大鲁姆斯公司实行工程总承包,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,重整拔头油、直馏石 脑油及不凝气、粗丙烯为原料,采用五台 SRT-IV HS 型裂解炉和一台 CBL-II 型裂解炉裂解,经急冷、 压缩、顺序深冷分离等工序年产 14 万吨/年聚合级乙烯、6 万吨/年聚合级丙烯及 4.8 万吨/年加氢汽 油,装置概况见表一。 本装置还设有水精制、热水和污水处理三套辅助装置。 表一 装 置 概 况 装 置 名

17、称抚顺乙烯装置 设计规格14 万吨/年聚合级乙烯、6 万吨聚合级丙烯、4.8 万吨/年加氢汽油 设计运行时间7560 小时/年 专利商美国鲁姆斯公司 承包商加拿大鲁姆斯公司 签约日期1988 年 1 月 27 日 合同生效日期1988 年 8 月 16 日 合同号 CMCDFAA-P 合同总价1.14 亿美元 占地面积5.377 公顷（包括丁烯装置） 总定员154（其中生产入员 136 人） 生产单元划分划分为 5 个单元（裂解、压缩、分离、汽油加氢、公用工程） 本装置采用石脑油、拔头油、LPG、C3、C4馏份为原料,经管式裂解炉热裂解生产乙烯、丙烯、 加氢裂解汽油和混合碳四。 裂解炉采用五台

18、 SRT-IV 型炉,一台 CBL-II 型炉，按五开一备的模式运行。 裂解气急冷采用废热锅炉发生超高压蒸汽,急冷油直接喷入急冷器、油洗塔、水洗塔流程。水 洗塔的工艺水经过除油以后循环使用,用来发生稀释蒸汽。这一流程不仅减少含油污水的排放量,同 时节约锅炉给水消耗量。 裂解气的分离采用高压前脱氢低压脱甲烷,碳二馏份、碳三馏份后加氢流程。裂解气脱除酸性 气体采用苛性钠水溶液吸收掉裂解气中酸性气体流程。裂解气脱水采用分子筛吸附法。 为得到深冷分离的各级低温,采用丙烯一乙烯一甲烷复叠式制冷流程。其中乙烯制冷和丙烯制 冷采用闭式流程,甲烷制冷采用开式流程。脱甲烷塔塔顶气体吸入甲烷制冷压缩机,经压缩冷凝

19、后供 脱甲烷塔回流。 裂解汽油加氢采用鲁姆斯公司 DPG 两段加氢技术,第一段在低温下液相加氢，以钯为催化剂； 第二段在高温下气相加氢，用钴一钼系催化剂。 1.1.2.1.1.2.工艺原理工艺原理 1.1.2.1 裂解 大分子烃类的热裂解反应是十分复杂的,在一定的温度和压力下,烃类的裂解过程大致如下:石 腊烃(直链烷烃)几乎全部都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发生脱氢,芳构化形成缩合芳香环化合物;芳环基本不发生裂解,只 是侧链可能由长链变成烃链,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、焦油和焦 碳。 总之,裂解反应

20、包括一次反应,即大分子量的烃类分子裂解变成较低分子量的烯烃、烷烃、炔烃、 双烯烃和氢；二次反应即在一次反应过程中生成的各种不饱和的中间产物的加氢、脱氢、缩合,进 一步分解等反应。二次反应往往是人们不希望发生的,因为它往往生成双环烃、多环烃、稠环烃、 芳烃、炔烃、双烯烃、胶质、焦油、焦碳等物质,不仅浪费了原料,降低了烯烃收率,而且不利于装 置的长周期安全平稳生产。为了减少不必要的二次反应,裂解反应常采用高温、短停留时间、低烃 分压。 裂解反应机理（自由基反应机理）大致过程如下:(以乙烷裂解为例) a、第一步乙烷裂解为两个甲基自由基 C2H6 CH3 + CH3 b、一个甲基与另一个乙烷反应生成甲

21、烷和乙基自由基 CH3+C2H6 CH4十 C2H5 C、乙基自由基分解成乙烯和氢自由基 C2H5 C2H4+H d、氢自由基再与乙烷反应生成氢(分子)和乙基自由基 H+C2H6 H2+C2H5 e、乙基自由基分解产生乙烯和氢自由基 C2H5 C2H4+H 氢自由基(H)又可以与乙烷反应由此不断进行下去。这是我们希望进行的主反应，也就是一 次反应。同时还会发生以下的二次反应: H+CH H2 H+ CH3 CH4 H+ C2H5 C2H6 C2H5+ C2H5 C4H10 C2H5+ CH3 C3H8 CH3+ CH3 C2H6 H+ C2H4 C2H6+H2 C2H3 +C2H2+H 2H+

22、C2H4 CH4+C 对于烃类热裂解的机理,有许多种假设。目前以上述自由基链式反应机理来定性地描述烃类裂 解的过程较常用。 1.1.2.2 分离 裂解气是氢和多种烃类的混合气体。当它离开反应器一裂解炉以后就被降温和分离。首先是在 冷凝系统中分离出裂解燃料油、裂解柴油、裂解汽油和大部分的水份；然后再在分离工序进一步分 离出乙烯、丙烯、氢气和碳四馏份。 裂解气的分离主要采用精馏法来完成,同时采用化学反应方法除去杂质乙炔、丙二烯、丙炔、 一氧化碳及酸性气体(H2S C02)等杂质；用分子筛吸附法除去裂解气、氢气、碳二馏份和碳三馏份中 的水份。 1.1.2.2.1 精馏 本装置的精馏主要采用筛板塔、浮

23、伐塔、填料塔及常规蒸馏 进入精馏部分的裂解气主要由氢、C1C5的各种烃类混合组成,由于在同一温度下各馏份的挥 发度不相同,在气液两相平衡时,挥发度大的馏份在气相中的浓度也越大。在液相中的浓度就越小。 所以将混合液体控制在泡点温度部分蒸发时,得到气体中低沸点馏份的浓度相对于较高沸点馏份在 气相中的浓度高。在液相中正好相反,沸点高的馏份的浓度比沸点低的馏份的浓度高。于是,将第一 次蒸馏所得到气相部分冷凝以后再进行第二次部分蒸发。这次得到的气相中较低沸点的馏份的浓度 就更进一步被提高,如此继续进行下去,最终气相中低沸点馏份的浓度就会达到人们希望的某一值。 同理,将第一次蒸馏得到的液体再进行第二次部分

24、蒸发,余下的液相中较高沸点的馏份的浓度将比第 一次所得液相中该馏份的浓度更高,继续进行下去,最终剩余液体中的较高沸点馏份的浓度也会达到 人们所希望的某一值。 上述精馏过程串联起来,经过整理便形成了精馏塔,塔内每块塔板起一个蒸馏釜的作用。混合物 料每通过一块塔板都发生了塔板上液体的部分蒸发(较低沸点部分)和上升气体中的部分气体冷凝 (较高沸点部分)。结果使上升气体中的较低沸点馏份的浓度越来越高,到塔顶冷凝器以后达到最高, 而下降液体中较高沸点馏份的浓度也越来越高,塔釜中最高。为了实现塔板上的部分蒸发和部分冷 凝同时进行,提高塔板效率,必须供给部分蒸发时所需的热量和部分冷凝时所需的冷量,这就是精馏

25、 塔必须有回流和再沸器的原因。各塔板回流液中较低沸点的馏份蒸发时吸收上升气中较高沸点馏份 的热量,使其冷凝。塔釜液在再沸器内加热以后蒸发出的气体就把热量传给塔板上的液体放出热量 后冷却回到下降液体中,各塔板上液体中较低沸点的馏份得到热量后蒸发进入更上一块塔板,于是热 能从塔釜向塔顶传递,在热传递的过程中同时完成了质的交换。 1.1.2.2.2 裂解气干燥 裂解气在进行深冷分离之前必须彻底脱水,本装置采用了 3AO分子筛选择吸附的方法从裂解气 中除去水份 3AO型分子筛孔径不大于 3AO 并具有憎烃亲水的特点在裂解气与水的混合气体中它优先 吸附水。所吸附的水在适当加热以后又能解吸,脱附后的分子筛

26、又可以在较低温度下吸附水份。 1.1.2.2.3 乙炔加氢 乙烯与乙炔的相对挥发度几乎等于 1,很难用精馏方法使它们分离开来,本装置的聚合级乙烯产 品中的乙炔必须除去才能满足聚乙烯装置的需要。故采用化学反应的方法将乙炔除掉。在本装置中 除去乙炔采用钯催化剂作用下乙烯/乙烷馏份中的乙炔选择加氢生成乙烯的方法。用此方法不仅能 将乙炔降低到 5g/g 以下而且还能将乙炔转化为乙烯,提高乙烯收率，其反应如下: 主反应 C2H2+H2 C2H4+174.75 kJ/mol C2H2+2H2 C2H6+311.67 kJ/mol 副反应 H nC2H2+mC2H4 低聚物（绿油）+反应热 C2H4+H2

27、C2H6+136.93 kJ/mol 3C2H4 2C2H6+2C+109 kJ/mol C2H4 CH4+C+127 kJ/mol C2H4 2C+2H2+52 kJ/mol 乙炔加氢反应主要分三步进行 第一步 乙炔（C2H2）和氢（H2）扩散到催化剂表面并在活性中心(Pd)上吸附一个 C2H2或一个 H2。 第二步 在活性中心上吸附的 C2H2再吸附一个 H2进行加成反应,或活性中心上吸附的 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的被吸附能力远比 C2H2小,一旦 C2H2转化成 C2H4,便很炔 被脱附,不能及时脱附的还有可能进一步加氢生成

28、乙烷然后再脱附。活性中心马上开始下一个 C2H2 加氢的反应。 当活性中心上吸附了乙烯(C2H4)和氢（H2 ）以后也进行加氢反应,生成乙烷。当温度高时氢气 被吸附的能力变弱,或者氢气不足时,活性中心上可以同时吸附几个 C2H4 分子，这时发生聚合反应, 生成乙炔低聚物(绿油)。 从以上反应过程可以看出,乙炔加氢要求催化剂对乙炔加氢的选择性要好。对乙烯的吸附能力 要低,以便乙烯生成后很快脱附,减少乙烯不能及时脱附被进一步加氢生成乙烷的机会,减少乙烯被 加氢造成的损失。 1.1.2.2.4 甲基乙炔（MA）和丙二烯（PD）加氢 由于甲基乙炔和丙二烯与丙烯的相对挥发度也接近 1,用精馏方法将它们与

29、丙烯分离也比较困 难，需要塔板数很多。并且要求达到丙二烯、甲基乙炔的含量低到 5g/g 以下。若用精馏方法除去 丙二烯、甲基乙炔，丙烷馏份中损失的丙烯很多,同时为了安全,降低丙二烯、甲基乙炔在丙烷馏份 中的浓度,使其浓度在 30%以下,也要损失丙烯。因此本装置中除去甲基乙炔,丙二烯是采用钯催化 剂作用下选择加氢的方法。此法可以克服精馏法脱除甲基乙炔和丙二烯的方法的缺点,同时可以增 加丙烯的产量。其反应如下: 主反应 Pd C3H4+H2 C3H6 Pd C3H4+2H2 C3H6 主要副反应 C3H6 + H2 C3H8 其反应机理与乙炔加氢反应机理类同从略。 1.1.2.2.5 氢气甲烷化

30、氢气中的一氧化碳对本装置几种加氢用钯催化剂都是毒物，在作为加氢的原料氢气中必须将它 彻底除去。采用的方法是在镍催化剂作用下,将氢气中的一氧化碳转化为甲烷,其反应如下: Ni CO+3H2 CH4+H2O 1.1.2.2.6 裂解气脱酸性气体 裂解气中含有酸性气体 H2S 和 C02,用苛性钠水溶液洗涤,除去 H2S 和 C02。 碱液吸收 H2S 和 C02的反应如下： C02+NaOH Na2CO3+H2O H2S+2NaOH Na2S+2 H2O 1.1.2.3 裂解汽油加氢 裂解汽油中含有双烯烃和烯烃,本装置用两段加氢将它们先后除去,得到芳烃抽提原料油。 第一段裂解汽油加氢采用钯催化剂选

31、择加氢除去其中的双烯烃和部分烯烃；第二段裂解汽油加 氢采用钴一钼催化剂将其余的不饱合烃及含硫、氮、氧的有机化学物全部加氢除去。其反应机理与 乙炔加氢反应机理类同,从略。 第一段裂解汽油加氢反应式 Pd CnH2n-2+ H2 CnH2n Pd CnH2n-2+2H2 CnH2n+2 第二段裂解汽油加氢反应式: Co-Mo CnH2n+ H2 CnH2n+2 Co-Mo 含硫有机物+ H2 H2S+正烷烃 Co-Mo 含氮有机物+ H2 NH3+正烷烃 Co-Mo 含氧有机物+ H2 H2O+正烷烃 1.1.2.4 制冷 本装置所用的甲烷制冷,乙烯制冷、丙烯制冷都是利用液态物质的沸点随液体表面上

32、气体压力 的增加而升高这一性质来实现的,即是将液态物质控制在不同的压力下沸腾蒸发,就可以得到不同的 沸点温度,并且由于液体在沸腾蒸发时总需吸收大量热量作为蒸发热,所以将需冷却的物质与它换热 就能被冷却。当压力一定时,液体的蒸发温度也保持一定,供给热能的多少只能改变液体的蒸发量而 不改变蒸发温度。要改变蒸发温度必须改变蒸发压力。 在甲烷制冷、乙烯制冷、丙烯制冷过程中控制它们液态表面上各种不同的蒸发压力就得到了各 种不同的冷冻级位,蒸发出的气体在压力控制下排出换热器,为了循环使用它必须用压缩机来提高它 压力,然后在较高的压力和温度下用较低品位的冷剂将它冷凝。得到的液态冷剂再送到蒸发器去蒸 发制冷,循环使用。 在工程上某种物质作冷媒时所得到的最低温度一般指它在常压下蒸发的温度,虽然可以在真空 下蒸发得到更低的温度,由于安全要求有机物作冷媒时不采用真空操作,以免空气漏入造成危险。因 此在工程上甲烷制冷的最低温度只能达-47.7。 另一方面,甲烷临界温度为-82.1,乙烯临界温度 9.9,丙烯临界温度为 91.9。因此在本装 置内为了得到液态甲烷只能用液态乙烯为它的冷剂；为了得到液态乙烯只能用液态丙烯作它的冷剂； 为了得到液态丙烯可以用水作它的冷剂。利用本装置自身的产品组成了丙烯一乙烯