燕山石化实习报告教材

1、毕业实习报告燕山石化公司实习地点 实习时间 系 部 姓 名 班级学号 指导老师燕山石化实习报告一. 简述在燕山石化公司进行了学习，主要是为了增强我们即将毕业的大学生的实际动手 操作能力和锻炼学习应用能力。在实习过程有辛勤的努力也有甘甜的回报，我们每个人都感觉学到了很多，觉得我们的专业能力有了很大的提升和进步。二. 实习目的为了加强大学本科生将理论知识应用到实际操作中的能力，使本科毕业生能尽快适应实际工作中对技能和能力的需求。三. 实习单位及岗位介绍四. 实习安排五. 实习内容及过程(一)制苯过程1. 治苯装置的主要构成2. 工艺路线2.1 一段加氢反应部分采用Lummus加氢工艺流程，采用低温

2、、低压、高活性的 镍系催化剂HTCNi4O0不用循环氢而直接使用新鲜氢气。3. 基本原理3.1脱砷反应原理本装置采用氧化脱砷技术。脱砷剂用的是 CHP活性组分是过氧化氢异丙苯， 机理是使物料中的砷重质化，反应表示如下：Ri 00 R2+ASR 一a ASRR1+R2 0ASRR!的馏程比eg重，在脱eg塔底被出去。3.2加氢反应的影响因素加氢反应为放热反应。影响因素：催化剂的性能、反应温度、反应压力、空速、氢油比、原料油性质等。(1) 反应温度：在一段反应中采用了高活性催化剂，控制适宜的入口温度5080C ,二段反应控制入口温度在 250310C(2) 反应压力：增加压力对反应有利，特别是增加

3、氢分压，可利于平衡向加氢反应方向进行。(3) 空速：空速一般用LHSV表述，以表示单位时间单位体积催化剂床层所处理的原料油量来表示。在加氢反应中，总气体量与原料油的比例称为氢油比。 氢油比大，氢气用量增多，能使反应完全及防止积炭生成。4. 流程概述4.1 脱戊烷塔系统从裂解装置或油品罐区来的裂解汽油进入本装置后，经进料缓冲罐（D-104）缓冲、沉降脱水，用 LICA 1 0 1 调节裂解汽油进罐的流量，来控制进料缓冲罐（D104）的液位，用裂解汽油进料泵（P107）送至脱戊烷塔进料预热器（E111）。 热物料来自芳烃抽提单元的贫溶剂， 将原料裂解汽油预热到泡点温度后， 从脱戊 烷塔（T101）

4、的第25块（或29）块塔板进入，由FIRC103控制进料量为 51.87t/h脱戊烷塔塔顶为G及更轻的烃类，经空冷器（EA-101）冷凝冷却后， 凝液至脱戊烷塔回流罐（D-101），经脱戊烷塔回流泵（P-101A/B）送出，一部分 用 FIRC-106 控制作为回流返回塔顶，回流比控制在 2.9，一部分作为副产品送 经外界外，用 LICA-107 控制其流量。随裂解汽油原料一起进入脱戊烷塔的水分，以回流罐（ D-101 ）底部分水包定期 排放。脱戊烷塔回流罐（D-101）的压力通过PV-11A PV-11B调节补充氮气或放 火炬的量来调节。脱戊烷塔再沸器（E-102A/B）用中压蒸汽加热，通过

5、 TIRC-102来调节加热蒸汽 的流量，塔釜物料用塔全泵（P-102A/B）抽出后，一部分进入再沸器，强制循环 加热，另一部分在 LIRC-1110 串级控制下进入脱砷反应部分。4.2 脱砷反应部分罐装的CHP（过氧化氢异丙苯）用气泵送入 CHP配料罐（D-105A/B）与加氢后的 C馏分混合，按13wt%的浓度配置，配置好的CHP容液经CHP勺进料泵（P-108A/B） 加压后，定量打入CHP混合器（M-101）,与脱戊烷塔底来的物料混合均匀，一起 从底部进入脱砷反应器（R-101），保证足够的停留时间，反应温度为130150C。 由于CHP为强氧化剂，因此D-105A/B罐顶有氮封及谁喷

6、淋设施。4.3 预分馏塔系统（ T-102）从R-101来的C6 Co送入预分馏塔（F-102）的中部（第16、20、24块塔板）， 预分馏塔（F-102）的作用是除掉反应物料中的重质烃（G、G）,塔顶物料为G、 C馏分，经预分馏塔冷凝器（E-103）水冷后进入预分馏塔回流罐（D-102），凝 液经预分馏塔回流泵（P-103A/B）升压，一部分用FIRC-112控制流量，作为回 流返回塔顶，回流比 0.7，其余部分在回流罐液位 LIRC-113 控制下送到 C6、C7 两段加氢系统， T-102 塔为 负压操作， 用中 压蒸汽通过预分馏塔 喷射器（J-101A/B ）将该塔抽真空，压力通过同P

7、IC-119调节阀调节蒸汽喷射器的旁路 流量来控制。预分馏塔再沸器（E-104A/B）的热量由中压蒸汽提供，灵敏板温度用 TIRC-111 调节加热蒸汽来控制，塔底 G、C9重组分用预分馏底泵（P-106A/B）送出，一部 分进入预分馏塔再沸器（E-104A/B）进行循环，其余部分在 FIRC-113的控制下 进入C8分馏塔（T-103）继续分离。4.4 C 8分离系统（ T-103）来自预分馏塔底C8、C9分在馏分进入C8分离塔（T-103）的中部（第24、28块塔 板），塔底得到C9馏分作为副产品，用C9产品输出泵（P-104A/B）再经C9馏分冷 却器E-105A冷却后送经界外。塔底C8

8、馏分经C8分离塔冷凝器（E-108）冷凝，凝液至C8分离塔回流罐（D-107）, 再经C8馏分（P-112A/B）升压后，一部分用FIRC-134控制流量，作为回流返回 塔顶，回流比2.45，其余部分在LICA-147的控制下送到C8一段加氢系统进行 C8加氢处理。F-103塔为负压操作，用中压蒸汽通过 C8分离塔喷射器（J-102）将该塔抽真空， 压力通过用PIC-152调节阀调节蒸汽喷射器的旁路流量来控制。G分离塔再沸器（E-109A/B）的热量由中压蒸汽提供，为了保证换热效果，进入再沸器的物料用 塔釜循环泵（P 111A/B）进行强制循环，灵敏板温度用TIRC-144调节加热蒸汽 来控制

9、。3.5 阻聚剂注入系统由于裂解汽油中含有大量的饱和烃， 为了防止不饱和烃在高温下聚合， 因此设置 了阻聚剂注入系统，桶装的阻聚剂用气泵送入阻聚剂罐（D-106）中，用阻聚剂注入泵（P-109A/B/C）分别送到脱戊烷塔的进料线、回流线、塔顶气相采出线、 预分馏塔的回流线、塔釜采出线，G分离塔循环泵（P-111A/B）入口线，C8分离 塔釜出泵入口线。4.6 C 6、G馏分一段加氢反应系统 为防止空气进入反应系统，一段进料缓冲罐（D-204）用PIC-210A/B阀控制，使 其处于氮封状态，并使一段进料缓冲罐压力保持在 0.2MPa 。从预分馏塔来的 C6、C7 馏分进入分水罐（ D-203）

10、 , 分离出水后进入沉降分离罐（D-203），进一步脱除物料中的水分之后，进入一段进料缓冲罐（D-204），用一 段（D-204），用一段加氢进料泵（P-201A/B）升压，用FIRC-202控制新鲜进料量， 进入物料混合器（M-201）,与反应后的循环物料混合进入一段反应器（R-201） 底部，界区来的新鲜氢气（压力为2.8MpaG也从反应器底部进入，物料与氢气经 一段反应器底部的分配器混合通过催化剂底层， 进行加氢反应大部分双烯不饱和 化合物被加氢，反应的入口温度根据催化剂的活性控制在3096C，通过TIRC-230调节通过反应器级间循环换热器（E-201）的物料流量来实现，反应压 力为2

11、.6Mpa,由PIRC-205调节氢气进料量来控制。反应后的气液混合物料经反 应器级间闪蒸罐（D-201）进行气液分离，分离的气体先经一段气相出料冷却器（E-202），将温度冷却至40C，并在二次闪蒸罐（D-205）中将冷凝液分离，富 氮气体送往一段循环气压缩机（C-701A/B）,分离出的冷凝液在LICAS-208控制 下返回到脱戊烷塔（T-101 ）的进料线。应严格控制 D-205的液位，以防高压气 体窜入低压系统。反应器级间闪蒸罐（D-201 ）的液体一部分由P-203A/B加压， 在FIRC-203控制下，经一段反应器级间循环换热器（E-201）冷却或加热后，进 入物料混合器（M-20

12、1），作为一段循环反应器内非循环物料，另一部分液体（一 段加氢油）用二段反应器进料泵（P-205A/B） 升压，用FIRC-205控制流量，送 往第二段加氢反应系统。4.7 C 6、C馏分二段加氢反应系统一段反应器出料经 P-205A/B 升压后，与二段反应器 R-301 出料在二段反应器 R-301 出料换热器 E-302 内进行换热，用 TIC-355 控制预热温度，然后送到混 合器M-301。从D-205罐及E-203上部来的氢气用补充氢气压缩机 C-701A/B加 压后，与循环氢气压缩机 C-702A/B/C/D 来的循环氢气一起经过第一循环氢预热 器E-104、第二循环加氢预热器E-

13、301 ,经过两次预热后进入气体加热炉 F-201加热，其出口温度用TIRCAS-347调节加热炉燃料气的流量来控制，过热 后到混合器M-301。汽化的物料和氢气混合后进入反应器级间加热炉F-301进一步加热到反应器进口温度，其出口温度用FIRCAS-332调节加热炉燃料 气的流量来控制，然后进入二段反应器 R-301。二段反应器入口温度根据催化剂 的活性控制在170290C，在二段反应器中全部的不饱和烃被完全加氢并脱除 硫、氮等杂质。从二段反应器出来的物料，通过第二段循环氢预热器E-301、二段反应器进出料换热器E-302，稳定塔再沸器E-406、第一循环氢预热器E-404进行换后热后， 进

14、入二段出料冷凝器EA-401、二段出料冷凝器U E-402，将温度降至3050C后， 进入高压闪蒸罐 D-401进行气液分离。闪蒸罐的气体经二段循环气压缩机 C-702A/B/D升压后循环使用，二段反应系统的压力通过控制高压闪蒸罐的压力 D-401来实现，用 PIC-405调节罐顶放燃料气的流量来控制罐的压力，其中 PV-0405A控制放燃料气量(或火炬气)，PV-405B控制的是送东炼氢气量。D-401 液体在液位调节阀LICA-403的控制下进入低压闪蒸罐D-402再次闪蒸，以除去 剩余的轻组分，罐的压力控制在 0.8Mpa,用PIC-412调节罐顶放燃料气的流量 来控制罐的压力。从D-4

15、02排放的液体在液位调节阀LICA-404的控制下送到稳 定塔系统。质量问题问题原因解决方法T-101 塔(1)塔底温度咼(1)减少E-102蒸汽量降低塔底温度底物料初馏点温度咼， G馏分中苯 含量高(2) 塔压低(3) 回流比低(2) 减少塔顶放空量，调节塔顶冷却系统 负减少E 07冷却水量或关小空气百叶 窗(3) 增大回流比T 101 塔底物料初馏点低(1) 塔底温度低(2) 塔压咼(1) 增大E104换热器蒸汽量提高塔底 温度(2) 增大回流罐放空量，调节塔顶冷却系 统，开打空冷百叶窗，增大E107冷 却水量加氢进料中砷含量高(1) 脱砷剂注入量少(2) 脱砷剂失效(1) 调节增大脱砷剂

16、注入量(2) 切换脱砷罐或更换脱砷剂T 102 塔塔顶物料终馏点咼(1)T102塔底温度 高(2) T102塔压低(3)回流量小(1)减少E104再沸器蒸汽量，降低塔 底温度(2)减少J 101蒸汽喷射泵蒸汽 量(3)增大回流量T 103 塔塔顶物料终馏点咼(1)T103塔底温度 高(2) T103塔压低(3)回流量小(1)减少E109再沸器蒸汽量，降低塔 底温度(2)减少J 102蒸汽喷射泵蒸汽 量(3)增大回流量6.2加氢反应部分及稳定塔系统影响因素及调节方法一段加氢油双烯、溴价不合格(1) 一段反应器温度 低(2)催化剂使用后 期失活(1) 调节TIC230提高反应器的入口温度(2) 对

17、催化剂进行再生或更换新的催化剂C8加氢双 烯、溴价不 合格(1) C8加氢反应器温 度低(2)催化剂使用 后期失活(1) 调节TIC253提高反应器的入口温度(2) 对催化剂再生或更换新的催化剂二段加氢(1) 二段加氢反应器(1)调整加热炉T 301提高反应器入口温油双烯、溴价不合格温度低（2）催化剂使用后期失活度（2）对催化剂再生或更换新的催化剂二段加氢油硫含量不合格（1）二段反应器温度 低（2）催化剂失活（3）T 401塔温度低（1）调节TIC232提高反应器入口温度（2）对催化剂进行再生或更换新催化剂（3）提高T 401塔的温度稳定塔塔 顶放空气 体中苯含 量高（1）稳定塔塔顶温度 高（

18、2）稳定塔塔压低（3）回流比过小（1）减少E406再沸器加热量，降低塔釜 温度（2）减少E 411罐放空量提高塔压（3）增大回流比6.3抽提系统主要影响因素及调节方法7. 三废处理进料缓冲罐排气、脱戊烷塔回流罐、大气水封槽排气、蒸汽喷射器凝液罐、高压闪蒸罐排气、低压闪蒸罐排气、稳定塔回流罐排气：间断排放加热炉烟气：连续排放8. 气体主要成分及设备常用类型（1）闪蒸气H2硫化气HS H2新鲜氢H2G馏分甲苯C馏分苯裂解汽油C4、C5、C6、C、Cs （其中 C6、G、Cs为非芳）、苯、甲苯、G芳烃、 苯乙烯、C9（2）【注】：灵敏板温度控制方法：调节加热蒸汽量、溶剂量、溶剂进塔温度（二）石油裂解

19、过程1. 裂解反应原理1.1裂解原料裂解原料通常来源于下列装置:A.天然气加工厂生产的轻烃（乙烯、丙烷、丁烷、天然汽油等）B.炼油厂生产的油品（炼厂气、石脑油、柴油、重油、油渣等）拔头油石脑油I Jk铂重整*芳烃抽提抽余油石脑油原 油 稳 疋常压柴油轻石脑油加氢尾油1渣油焦化加氢柴油r渣油渣油轻质加氢柴油化焦化加氢汽油*天然气凝析液减压柴油.加氢裂化、加氢精制石油C原油天然气油厂轻烃乙烯装置裂解原料来源本装置目前主要的裂解原料为来自炼油厂的重柴油（H0）石脑油（NAP、加氢 尾油（HVG） LPG（C4/C3）,以及装置中乙烯精馏塔釜来的循环乙烷。P烷烃（较易裂解生产乙烯、丙烯）0一一烯烃（裂

20、解性能不如相应的烷烃）N环烷烃（比烷烃易生成芳烃）A芳烃（裂解较难，易生成重质芳烃甚至结焦）2裂解工艺流程裂解炉 卜急冷区97C 37C 乍汽 汽油分馏塔190C 87 C压缩机 干燥11台4台旧 新乙烯99.97乙 烯*精 馏塔顶k H、CH*脱甲烷塔刁一脱乙烷塔C2、C3以上组分 切割分离G:：橡胶脱烷塔J G制苯丁却3. 反应原理1.烷烃的裂解反应(1) 正烷烃：其裂解反应主要进行的是脱氢反应和断链反应A、脱氢反应：是指C-H键断裂反应，产物分子中碳原子数不变反应通式：CnH2n+2 * CnH2n+H 2B、断链反应：是指碳碳键断裂的反应，产物分子中碳原子数减少反应通式：CnH2n+2

21、 * * CmH2m+ C kH 2k+2 ， m+k=n上述两类反应如下规律：(a) 一般认为脱氢反应是可逆反应，断链反应是不可逆反应(b) 断链反应所需要 的能量比脱氢反应小，所以断链反应比脱氢反应容易进 行，而且随着烷烃分子量的增大，断链反应更占优势，C4以上烷烃裂解时, 断链反应占绝大比重。(c) 在分子两端的C-C键断裂反应要优先于在分子中央的 C-C键裂解反应, 随着分子量的增大，断裂在分子两端的优势弱。烷烃裂解最有利于生成乙 烯和丙烯。(d) 烷烃裂解时，反应速度常数K随裂解温度的升高而增加，在相同裂解温度 下，碳原子数较多的正构烷烃，其反应常数也较大，所以裂解较小的烷烃 需用较

22、高的裂解温度。(2) 异构烷烃：各种异构烷烃内结构各异+Jrl 1 4+H2A、异丁烷：主要通过断裂反应式脱氢反应获得少一个或同碳原子的烯烃H3C-HC-CH3h2c 二 ch_ch3CH3H2C=SCH3Ch3B、新戊烷(2,2 二甲基丙烷)：主要是通过断链反应获得少一个碳原子的烯烃2. 烯烃的裂解反应(1) 断链反应：较大分子的烯烃可以断链为两个较小分子的烯烃反应通式：CnH2n+2 色 * CiH2i+ CmH2m， m+i=n由于烯烃分子中有双键存在，因此断链主要发生在双键的C- C键上如：H2C CH CH2 CH2CH3 A H3C-CH2-CH3 + 出。=央+ +1位2位(2)

23、 脱氢反应：烯烃进一步脱氢生成二烯烃或炔烃如：C4H8* C4H6+H2C2H4 VC2H2+H2(3) 歧化反应：两分子的同一烯烃可歧化为两个不同的烃分子如：2C3H62H4+C4H82C3H6 C2H6+C4H62C3H 6C5H8+CH 42C3H 6C6H10 + H2(4) 二烯合成反应：二烯烃与烯烃进行二烯合成环烯烃，进一步脱氢生成芳烃DCH2R+ f 2H2 *L.H2CCH2（5）芳构化反应：六个或更多碳原子的烯烃，可以发生芳构化反应生成芳烃。总之，烯烃的反应特点是即有由大分子烯烃生成乙烯， 丙烯的反应，又有乙烯、 丙烯进一步消失的反应。环烷烃裂解由如下规律：（1）侧链烷基比芳

24、环易裂解，长侧链上离环近的碳键不易断裂， 长侧链的断裂 反应一般从中部开始，一直进行到侧链为甲基或乙基，然后再进一步裂解， 长侧链环烷烃比无侧链环烷烃裂解所得乙烯收率高。（2）环烷烃脱氢生成芳烃的反应优先于开环生成烯烃的反应。（3）五碳环的环烷烃比六碳环的环烷烃难于裂解， 烷基环戊烷的裂解速度比大 体上与比它少三个碳原子的正构烷烃相当，烷基环己烷的裂解速度大体上 比它少两个碳原子的正构烷烃相当。（4）环烷烃比链烃更易于生成焦油，相应更容易产生结焦。4. 芳烃的裂解反应由于芳环的稳定性，芳烃在裂解过程中不易发生裂开芳环的反应5. 烷基芳烃的断碳反应和脱氢反应A、芳烃的侧链脱烷基或断键生成烯烃B、

25、芳烃的侧链脱氢生成烯烃Ar CnH2n+1ArH+CnH2n一 CfH2f+1 +CmH 2mAr 芳烃，n=f+mAr CnH2n+lAr CnH2n-1 + H2（2）环烷基芳烃的反应A、脱氢和异构脱氢B、缩合脱氢3RH1 24+ RH无烷基和无环烷基的芳烃在反应中，芳环开而是经缩合而成多环芳烃，同时脱出氢，且分子量增大总之，芳烃由于其分子结构中芳环的稳定性， 在裂解温度下不易发生裂开芳环的 反应，而往往把芳环保存下来，主要发生两类反应，一是烷基芳烃的侧链发生断 碳反应和脱氢反应，二是烷烃的缩合反应而使产物芳烃分子中的芳环增多，分子量增大，直到生成焦油甚至结焦。4.关于一次反应和二次反应一

26、次反应就是指原料烃分子在裂解过程中首先发生的反应 二次反应就是一次反应的生成继续发生的后继反应。原料烃分子在裂解过程中生成目的产物乙烯、丙烯的反应称为一次反应。乙烯、丙烯消失生成分子量较大的液体产物以至结焦生碳的反应称为二次反应6. 乙二醇工艺生产流程图乙烯20 %氧气 7 %环氧乙烷L水洗塔C02C2H4C0202C02接触塔KHCO3C02再生.塔（填料 塔）环氧乙烷反 应器环乙解塔氧烷析（板环氧乙烷再吸收塔（填料塔）吸收水乙二酸 原料汽 提塔（填 料塔）环氧乙 烷精馏 塔（板式 塔）三-环氧乙烷产品二乙二醇产品=i品乙 醇乙、乙二酸 水合反 应器（管 式）粗乙 二醇 储槽乙醇水（乙二 醇

27、精 馏塔乙二醇产品入口 110C出口 164 C1.4MPa7.工艺流程说明7.1.老区裂解炉系统式塔）乙醇收（式塔）I*精馏塔二乙、三乙、三乙、多乙多乙二醇二醇储槽储槽乙醇回 塔 板乙二醇工艺生产流程本装置老区共十一台裂解炉，其中八台六万吨KTI 裂解炉（ BA105BA111，BA115）,二十万吨裂解炉（BA113/114）和一台CBLE型裂解炉（BA112）。 从界区外来的HGO石脑油、加氢尾油原料分别储存在进料管FB 103R、FB-150N FB 151R。石脑油原料经过泵 G/ 170AN/BN/CN后，在EA 169N中用急 冷水（QW预热后送至裂解炉，HGC原料经过泵GA 1

28、01A/B后，先在EA119 中用急冷水（QW预热后送至裂解炉，加氢尾油原料经过泵 GA- 117AN/BN后, 先在EA 171N中用急冷水（QW预热，后在EA 170N中用急冷油（QO加热后 送至裂解炉。加氢尾油进料中需要注入二甲基二硫（DMD）,而石脑油和HG衍含有足够量的硫，不需要再流硫。从界区外来的丙烷和LPG原料和界区内的循环丙烷汇合后在丙烷/LPG汽化器（FA 181N中用急冷水（EA 186N 汽化。从汽化器出来的丙烷/LPG在EA 187N 中急冷水过热，注入DMD后送至裂解炉。经在冷箱中汽化和过热的循环乙烷经 过EA 121BN过热后送至裂解炉。经预热后裂解原料进入裂解炉对

29、流段， 原料预热段预热后与稀释蒸汽按比例混合 后，经裂解炉混合后预热段预热至起始反应温度（即横跨温度） ，进入裂解炉辐 射段进行裂解。 裂解气先进入废热锅炉尽快冷却以防止二次反应炉的发生，并回收裂解气的显热，然后进入急冷器用急冷油进一步冷却后送入汽油分馏塔DA101 。当裂解炉或废热锅炉结焦到一定程度后 （由管壁温度、 废热锅炉的出口温度及裂 解炉管压力降三个主要因素判断） ，则应停炉进行清焦。7.2 老区急冷部分从裂解炉TLE出来的裂解气经急冷油冷却，汇合入两个裂解气总管，进入汽油分 馏塔DA 101N的两个进料口，BA106至BA111和BA112出口的裂解气进 入一个裂解气总管，BA11

30、4的出口裂解气进入另一个裂解气总管。 裂解气在汽油分馏塔中用循环急冷油进一步冷却， 至组分通过塔釜采出作为裂解 燃料油产品（PFO产品，较轻的组分通过侧线采出作为裂解柴油（PGO产品， 裂解汽油和更轻的组分在塔顶以气相采出， 急冷油带走的热量经过稀释蒸汽压发 生系统，工艺水（DM汽提塔再沸器、对去工艺水汽提塔及稀释蒸汽发生器的工 艺水加热进行回收。汽油分馏塔用在急冷水塔中冷凝下来的汽油作为回流。汽油分馏塔的PFO和PGC馏分送至燃料油/柴油汽提塔（DA 102N的两个独立 的部分。PFO用经过第二段 TLE （EA 140N冷却的乙烷炉出口裂解汽提，PGO 用低压蒸汽汽提，中压蒸汽式备用汽提蒸

31、汽。DA 102N的主要功能是控制循环急冷油的黏度，它液控制 PGO勺闪点。PFO和 PGC产品分别以DA 102N上下塔 塔釜采出，分别经泵在EA123冷却，然后送出界区。汽油分馏塔塔顶送出的气相在急冷水塔 （DA 103N）中与循环急冷水直接逆流接 触，被冷却并部分冷凝。热的急冷水为工艺提供低能热量，如脱乙烷塔再沸器， 石脑油/HGO/HVGOf环乙烷/循环丙烷的进料预热器。急冷水用冷凝水进一步冷 却。急冷水塔塔顶气相送至裂解气压缩机（GB-201N）,在急冷水塔中冷凝下来 的汽油在塔釜沉降槽中与急冷水及工艺水分离， 冷凝下来的汽油送至汽油分裂塔 作为回流，废碱洗涤系统作为副产品直接送出界

32、区或在气相汽提塔（DA201N）中汽提后送出界区。稀释蒸汽在急冷水系统中冷凝后送至工艺水汽提塔（DA 104R）,采用蒸汽直接加热或间接加热方式除去酸性气体和易挥发的烃类。 汽提后的工艺水用急冷油预 热并在稀释蒸汽发生器（FA122和FA- 122BN中用急冷油（FA- 124AE和EA 124GN/HN/JN/CN和中压蒸汽（EA 125A/B和EA 125CN汽化。稀释蒸汽在 送往裂解炉前用中压蒸汽在（EA129和EA 129BN过热。增加一个并联的稀 释蒸汽发生系统， 稀释蒸汽发生系统的排污汇合后在 （EA127N 中冷却后送至 废水处理系统。7.3 老区裂解气压缩系统 急冷水塔塔顶气相

33、经带有段间冷却和分离的五段裂解气压缩机（G201BN 压缩至3.685MpaG前四段压缩机出口裂解气经冷却后，凝液分成烃和水，水循环回 急冷水塔， 烃送至下游进一步处理， 气相继续进入压缩机的下一段。 裂解气压缩 机五段出口裂解气经冷却水（EAB-208N）冷却，丙烯冷剂（EA 209BN和脱乙 烷塔进料（EA 210N）激冷后进入五段出口罐（FA 207N）。FA207N出来的气 相经裂解气干燥（FA209AN/BN干燥在冷箱冷至各种低温等级。 在第一段和三段冷凝下来的烃送至汽油汽提塔（ DA201 ，汽提后的汽油送出界区塔顶轻烃返回压缩机一段入口。在五段吸入罐（FA206N冷凝下来的烃送至

34、凝液汽提塔（ DA202R 。在五段出口罐（ FA207N 冷凝下来的烃在五段凝液 蒸发器（EA 211N中用急冷水加热，气相送至五段出口罐，液相送至凝液汽提 塔，将轻烃从碳三以上组分中汽提出来。 凝液汽提塔塔顶出来的气相和新区凝液 汽提塔（DA102）塔顶出来的气相汇合后，和高压脱丙烷塔（DA454N）及甲 烷汽提塔（DA 409R排放一起，经干燥、激冷进入脱甲烷塔（DA 301N，凝 液汽提塔塔釜碳三及碳三以上组分进入低压脱丙烷塔（ DA404R）。在三段和回段之间，裂解气经裂解气加热器（EA206N）加热后送至碱洗/水洗 塔（DA 203N除去酸性气体。裂解气经过三段碱洗后基本上不含 H

35、S和CO。 碱洗后的裂解气在碱洗塔上段用水洗， 以防止碱夹带进入下游设备。 塔釜配有排 黄油的设施，塔釜采用出的废碱送出界区。配有黄油排放罐（FA 215A）以间断 方式排出黄油。7.4 脱甲烷塔（ DA301N）DA 301N共有七段IMTP填料，从EA 355XN来的五段进料和从EA 359XN来的 第四段进料汇合后进入第五段填料，从EA 359XN来的第三段进料进入第四段填 料，从EA 357来的第二股进料进入第三段填料， 从FA 308来的第一段进料进 入第二段填料。DA 301N塔顶气体一132C经EA 357XN冷凝后，近脱甲烷塔回流罐（FA 310N）， 未凝气体分为两部分：一部

36、分经 EA 314、EA 312、EA 309、EA 308回收凝 量，另一部分依次经EA 357XN EA 356XN和EA 312来的高压甲烷汇合后依 次经EA 355XN EA354XN EA 353XN EA 352XN回收冷量。回收冷量后的 两股气体汇合后作为高压甲烷产品区再生气、燃料气系统。FA310N 凝液分为三部分：第一部分经回流泵（G/ 301AN/BN加压作为塔回流，第二部分也通过 GA 301AN/BN加压后作为高压甲烷经 EA 314、EA 312后并入EA 356XN出来 的高压甲烷，第三部分作为老冷箱系统的补充冷源，节流后依次经EA314、EA312、EA 309、

37、EA 308回收冷量，作为中压甲烷产品区燃料气系统。DA 301塔塔釜一52 C物料经塔釜泵（G/ 370AN/BN加压后依次经EA 355XNEA354XN EA 353XN回收冷量至一15C后分为四部分：第一部分作为第一脱 乙烷塔 DA401 的第一股进料，第二部分经 EA353XN、EA352XN、EA210N 进一步回收冷量至14C后作为DA 401第二股进料，第三部分作为第二脱乙烷 塔DA 451N的第一股进料，第四部分经 EA 353N EA一352XN EA一 121N进一 步回收冷量至14C后作为DA 451N第二股进料。DA 301N共有四台再沸器：第一再沸器（EA 317A

38、）用一37C裂解气作为热能， 该部分裂解气进一步作为再沸器（EA 398N）的热源，第二再沸器（EA 317BN 用一37 C的二无冷剂加热。（三）乙二醇生产1.1 原料乙烯氧化生产环氧乙烷， 再水合生产乙二醇的工艺过程， 所需的主辅原材料包括 氧气、乙烯、甲烷、氮气、二氯乙烷和其他三剂等。氧气在生产过程中， 乙烯氧化反应所用的氧气来自界外， 控制指标主要包括氧气 压力、纯度以及氩气等其他杂质的含量。其中氧气纯度要求大于99.6%，否则会因为排放其携带的氩气而损失过多的乙烯， 导致能耗上升。 温度为环境温度， 压 力=2.5MPa与循环气系统存在一定的压差，保证操作的安全性。乙烯在工业用 乙烯

39、为化工一厂的产品，采用标准为 GB/T 7715-2003，其中要求乙烯含 量 =99.95%。1.2 辅助原料本装置使用氮气致稳， 也可用甲烷代替氮气致稳。 氮气可以稀释乙烯和氧气的浓 度，使乙烯氧化反应在安全范围内进行， 同时还可携带部分反应生成的热量。 对 于致稳氮气的使用要求为环境温度下，一般低压氮气=0.2MPa中压氮气压力=2.5MPa 体积纯度 =99.99%。（3）药剂：（1）催化剂：YS-7催化剂的化学组成：Al、Ag,分子式：AI2O3、Ag（ 2） CO2吸收剂：在乙烯氧化反应制环氧乙烷过程中，同时会发生乙烯完 全氧化生成C02的副反应，这些C02和致稳气、未反应的乙烯及

40、氧气与环氧乙烷 分离后被压缩循环回反应器，为保证反应器入口混合器中的 CO2含量稳定，需要 将部分循环气导出脱CO2通常使用碳酸钾做吸收剂来脱除 CO2质量含量=99%（3）抑制剂（EDC :催化剂抑制剂EDC化学式：C2H4CL2 （4）消泡剂（TG-3000）: 在用碳酸钾吸收CO2气体时会在接触塔中发生碱液起泡， 影响操作，因此要加入 消泡剂。TG-3000为无色粘稠液体，平均分子量 3000 200,能降低水溶液的表 面张力，防止泡沫产生。（ 5）消泡剂（共和 900）：用于防止环氧乙烷解吸收 塔（D-310）起泡，本装置所用消泡剂为共和 900,是以碳十八为主的混合烯醇。（6）导热油（T-55）:用于乙二醇装置环氧乙烷列管反应器的壳程外部，作为 乙烯氧化生成环氧乙烷反应热的导出介质，在280C的情况下可连续运转四