烯烃分离装置基础知识

1、神华包头 神华集团 煤化工公司 SHENHUA GROUP烯烃分离装置基础知识培训教材 0 版SBCCC-164-T-30第 1 页共 34 页烯烃分离装置基础知识曹刚黄从军0版供培训用张延斌夏季闫国春2008.7.25版次说明编制人审核人批准人批准日期编制部门烯烃中心发布日期2008.7.16实施日期2008.7.30本文件知识产权属神华包头煤化工公司所有，未经授权许可或批准，不得对公司以外任何组织或个人提供；任何外部 组织或个人擅自获取、使用、转让文件的行为均属侵权。本文件由文件编制部门负责解释。目录1装置概述32技术分类及特点33装置设计基础34装置生产工艺原理95装置工艺流程说明136

2、装置主要控制回路简介177装置主要控制回路简介198装置布置简介309装置三废排放简介31本装置的设计产量为 30 万吨 / 年乙烯和 30 万吨 / 年丙烯，占地面积 230× 110m2。烯烃罐区为 MTO装置的配套设施，由中国石化上海工程公司进行工艺包设计和基础工程设计；烯名师精编 优秀资料烃分离装置采用 Lummus前脱丙烷及后加氢，丙烷洗工艺技术替代传统烯烃分离深冷分离技术，由 ABB Lummus进行工艺包设计和基础工程设计。同时ABB Lummus将部分基础工程设计工作转包给中石化上海工程公司。此工艺与常规乙烯分离工艺相比较简单，主要区别有：此工艺无前冷系统；无乙烯制冷

3、压 缩机，无深冷系统。3.1 装置能力本装置的设计能力为年产30 万吨聚合级乙烯产品和30 万吨聚合级丙烯，装置的年生产时间为 8000 小时/ 年，连续生产。装置的操作弹性为70 120。3.2 产品方案本装置的产品方案为年产30 万吨聚合级乙烯产品和30 万吨聚合级丙烯产品，同时副产9.9 万吨混合 C4，2.6 万吨 C5 以上产品以及 4.9 万吨燃料气。其中聚合级乙烯产品，聚合级丙烯产品、混合 C4 产品以及 C5 以上产品分别送往烯烃罐区的储罐。燃料气则送往全 厂的燃料气管网。3.3 装置组成本装置由以下四个单元组成：生产装置烯烃罐区配套公用工程 辅助设施（界外工程）3.4 原料规

4、格（见表 3.4 1表 3.45）表 3.4 1 反应气规格组成工况 1（ wt%）工况 2 （ wt%）工况 3 （ wt%）范围（ wt%）水2.983.143.25氢气70.1-0.5氮气90.1-0.4二氧化碳0.150.080.130.06-0.16一氧化碳70.1-0.4氧气0.000950.000950.000940.001-0.016氮氧化物2.98E-082.98E-082.95E-080.2ppb甲烷0.581.751.810.5-2.3乙烷1.330.781.470.7-1.5乙烯32.9139.1241.

5、8232-42组成工况 1（ wt%）工况 2 （ wt%）工况 3 （ wt%）范围（ wt%）乙炔0.0050.0020.0050.002-0.04丙烷4.662.573.152.3-5.0丙烯41.8839.0634.1834-43甲基乙炔0.00050.000230.00050.0002-0.002丙二烯0.00050.000230.00050.0002-0.002环氧丙烷0.0090.0040.0090.003-0.01正丁烷0.920.430.360.3-1.0异丁烷0.020.020.021- 丁烯0.370.380.589.0-12异丁烯0.032.692.38顺 -2- 丁烯

6、3.952.892.62反 -2- 丁烯5.583.973.611，3 丁二烯00.220.15丁炔0.020.020.02正戊烷0.060.060.062.9-4.5异戊烷0.030.030.03C6+2.832.883.19甲醇0.0040.10.090.01-0.2二甲醚1.160.080.010.01-1.17乙醇0.020.020.020.01-0.03丙醛0.020.020.020.02-0.04丙酮0.030.030.030.03-0.05甲基乙基酮0.020.020.020.02-0.04乙酸0.0010.0010.0010.001-0.002苯0.020.020.020.02

7、-0.03表 3.4 2 PP 循环气规格组成数量单位丙烯91.36wt%丙烷0.46wt%氧6996Ppm vol一氧化碳3061ppm vol二氧化碳9620ppm vol表 3.4 3 富丙烷排放液规格组成数量单位丙烯15.4wt%丙烷84.6wt%表 3.4 4 氢气规格组成规格PSA 氢气（变压吸附）99.9 mol%表 3.4 5 开工用 C4 规格组成规格（工况1）乙烷，乙烯0 wt%丙烷0.38 wt%丙烯0.27 wt%正丁烷13111397531906388295 wwwwwttttt%异丁烷异丁烯顺二丁烯反二丁烯C5 及以上组分0.13 wt%3.5 产品规格（见表 3.

8、5 1表 3.54）表 3.5 1 聚合级乙烯规格组成含量乙烯 99.95% vol甲烷乙烷 500 ppm vol丙烯及以下重组分 10 ppm vol氢5 ppm vol一氧化碳2 ppm vol二氧化碳2 ppm vol总羰基（以 MEK计）1 ppm vol氧1 ppm vol乙炔4 ppm vol硫化物（以硫化氢计）1 ppm vol甲醇1 ppm vol水1 ppm volMAPD5 ppm vol总含氮量（以氮计）5 ppm vol表 3.5 2 聚合级丙烯产品规格组成含量丙烯 99.6% vol丙烷 0.4 vol乙烯 20 ppm volMAPD( 丙炔和丙二烯混合物 )5

9、ppm vol丁二烯1 ppm vol丁烯1 ppm vol氧1 ppm vol一氧化碳2 ppm vol二氧化碳5 ppm vol氢5 ppm vol总硫化物1 ppm wt水5 ppm wt甲醇1 ppm wt乙炔2 ppm vol乙烷 200 ppm vol氧化物含量1 ppm wt表 3.5 3 混合 C4 产品规格组成含量C3 及 C3 以上组分 0.5 wtC5 及 C5 以下组分 0.5 wt表 3.5 4 C5 以上产品规格组成含量C4 及 C4 以上组分 0.5 wt3.6 辅助材料、催化剂和化学品规格牌号 分子筛 UOP 型 3A-EPG-2 或 3A-EPG形状 1/8

10、”颗粒或 1/16 ”颗粒 干燥器数量 2 台 装填容积 22m3(14,300kg)/ 台 干燥器运行时间 36 小时 6 小时防护床 预计使用寿命 3 5 年牌号 分子筛 UOP 型 3A-EPG 形状 1/16 ”颗粒 干燥器数量 2 台装填容积 43m3(28,000kg)/ 台 干燥器运行时间 72 小时 预计使用寿命 3 5 年形状 1/16 ”颗粒干燥器数量 1 台 装填容积 4m3(2,600kg) 干燥器运行时间 168 小时 预计使用寿命 3 5 年牌号 分子筛 UOP 型 AZ-300形状 7X14 珠子状 干燥器数量 2 台装填容积 40m3(27,000kg) 干燥器

11、运行时间 48 小时 预计使用寿命 3 5 年形状 2-4 mm 球型状 反应器数量 2 台 装填容积 6.75m3/ 台预计使用寿命 5 年 循环周期 6 10 个月 选择性 -3% -43%乙烯转化率3.6.2 化学品规格 商业级( 32 wt 氢氧化钠) 浓度 32 wt 氢氧化钠 消耗量 1002 kg/h规格 轻循环油 消耗量 300 kg/h型号 EC3430A(Nalco 提供)用法 15 40ppm wt （每个注入点） 消耗量 最大 27 kg/h型号 EC3144A（Nalco 提供） 用法 10ppm wt （每个注入点） 消耗量 最大 11 kg/h型号 EC3002A

12、（Nalco 提供） 用法 5ppm wt （每个注入点） 消耗量 最大 10 kg/h型号 EC3214A（Nalco 提供） 用法 25ppm wt （每个注入点） 消耗量 最大 8 kg/h型号 EC3071A（Nalco 提供） 用法 50ppm wt （每个注入点） 消耗量 最大 2 kg/h型号 EC3267A（Nalco 提供） 用法 150ppm wt （每个注入点） 消耗量 最大 1 kg/h规格 99.6mol 用法 开车用或丙烯制冷系统补充用 消耗量 最大 40 m3/h （间歇） 9、 甲醇规格 商业级 99.85 纯甲醇用法 解冻消耗量 最大 6 t/h （间歇）原料

13、甲醇经过催化反应制得了裂解气，裂解气的组成相当复杂，约有上百种组分。其中即包含有用的组分，也含有一些有害物质。裂解气的净化分离任务就是除去裂解气中有害杂质，分离出单一烯烃产品或烃的馏分，为基本有机化工工业和高分子化学工业等提供合格的原料。压缩、碱洗、干燥、精馏、加氢精制、分离、等工序生产出合格产品聚合级乙烯、丙烯、 化学级丙烯及其他的副产品。裂解气中许多组分在常压下都是气体， 其沸点很低， 如果在常压下进行各组分的冷疑分离， 则所需的分离温度很低， 需要大量冷量。 为了使分离温度不太低， 可以适当提高分离压力。 本套装置采用分离工艺，所需的分离操作压力，由离心式裂解气压缩机 C401 实现。

14、本装置在裂解气升压过程中采用四段压缩，前三段设置冷却器，并采用“逆闪”工艺及压 缩机吸人管线和壳体注水技术，来降低压缩机功耗，避免聚合物生成并沉积在压缩机扩压 器和叶片上。由于裂解气组成比较复杂，含有较重的不饱和烃（如丁二烯等），经过压缩，裂解气压力 提高，温度上升，重质的二烯烃能发生聚合，生成的聚合物或焦油沉积在离心式压缩机的 扩压器和叶片上，严重危及操作的正常进行，降低压缩效率。因此，在压缩机每段入口处 喷入一定量的雾化水，使喷入量正好能湿润压缩机通道，以防聚合物和焦油的沉积。二烯 烃的聚合速度与温度有关，温度越高，聚合速度越快。以聚合现象发生，各段排出温度不 能高于 90。利用中压除氧水

15、、直接将水注入到裂解气压缩机C3101 的前三段壳体内，不但避免聚合物的生成及在叶轮和扩压器内结垢， 而且使吸入温度明显降低， 使得压缩机功耗也得以降低。 逆闪；裂解气压缩机 C401 的第 III 段吸入罐和第 III 段排出罐中的烃和水蒸汽凝液依次 闪蒸至前一段吸入罐中，从而使前一段裂解气吸入温度得以降低。裂解气中的酸性气体主要有 CO2，会对后序工序造成影响。 CO还会使加氢催化剂中毒， 因 此必须除去这引起有害杂质。本装置采用碱洗法，即用苛性钠溶液（NaOH）洗涤裂解气，在洗涤过程中， NaOH和裂解气中的酸性气体发生化学反应， 生成的硫化物和碳酸盐溶于废碱中， 从而除去这些酸性气体，

16、 可以除净到几个 ppm以下：主要反应方程式如下：CO2+2NaOH Na2CO3 +H2O上述反应是在碱洗塔 T402中完成的。 裂解气从 T402中底部进入， 由塔顶排出。 T402 分四 段。上段碱浓度为 4.21%左右，中段碱浓度为 4.03%左右，下段碱浓度为 0.68%左右，顶段采用水洗，以除去裂解气体中夹带的碱。裂解气中含有一定量的水份，因此在裂解气进入低温系统前要进行干燥脱水。否则，水将名师精编 优秀资料 形成烃类水合物，结冰，严重堵塞管道和设备，使生产无法进行。 本装置采用 3A 分子筛做干燥剂。分子筛是人工合成的一种高效能吸附剂，具有稳定骨架结构的结晶硅铝酸盐。分子筛具有

17、均匀的微孔，可筛分大小不同的分子。比孔口直径小的分子，通过孔口进入内容空穴，吸 附在空穴内，而后在再生条件下脱附出来。而比孔口直径大的分子则不能进入，这样就可 把分子大小不同的混合物加以分开，好象分子被过了筛一样，所以称为分子筛。分子筛是一种离子型极性吸附剂，具有极强的吸附选择性。例如 4A 分子筛可吸附水，乙 烷分子，而 3A 分子筛只能吸附水分子而不吸附乙烷分子。分子筛在温度低时，吸附能力较强，吸附容量较高，随着温度升高吸附能力变弱，吸附容 量降低。因此，分子筛在常温或略低于常温下可使裂解气深度干燥。分子筛在吸附水后， 可用加热的方法，使分子筛吸附的水分脱附出来，达到再生的目的，为了促进脱

18、附，可用 干燥的 N2 加热至 200250作为分子筛的再生载气，使分子筛中所吸附的水份脱附后带 出。1、加氢机理气相组分在固体催化剂上进行加氢反应主要经历三个步骤：第一步，乙炔、氢从气相扩散 到催化剂表面上，在其上进行吸附；第二步，吸附的乙炔在催化剂上进行表面反应被加氢 成乙烯或进一步加氢为乙烷；第三步，吸附的乙烯或乙烷从催化剂表面脱附，扩散到气相 中去。2、催化剂的加氢选择性和提高选择性的措施 催化剂的加氢选择性不但与活性组分的性质有关，还与催化剂孔容、催化剂制备方法、操 作温度和压力等有关。因此，正确选择活性组分和载体，适当调整活性以及合理确定操作 条件，可以提高选择性。具体措施如下：一

19、是使催化剂局部中毒。例如向 pd 催化剂中加入适量的 Ag、Cu、 Cr，向非钯催化剂中加 入适量 Mo、 Cr、 Zn 等。也可以在气相中通入适量的CO、H2S以及喹啉、醋酸铅或羰基硫等均可使催化剂局部中毒，例如 H2S 对 Ni-Co-Cr 催化剂可提高其选择性，在氢气中混入 20PPm的 CO也可以提高催化剂的加氢选择性。二是使用载体。选择大孔径的载体，使吸附乙烯易于脱附，Al2O3、 SiO2 作载体可提高选择性。现在工业上广泛采用 -Al2O3 作载体。三是选用适宜的反应条件。氢分压是操作条件中最重要的一个参数，因为乙炔在气相中的 含量是已定的，故氢分压的大小，是由氢炔比的大小来决定

20、的。为了充分脱除乙炔要使氢 炔比大于 1。但使用时，为了提高加氢选择性，保证乙炔充分被加氢，同时还要保证乙烯 在反应中不被多量加氢，一般氢炔比取 2 为宜。至于操作总压不宜过高，否则会增加扩散名师精编 优秀资料阻力，一般总压可控制在 2035 大气压。3、加氢反应器型式 气固相固定床催化加氢反应器从传热角度看主要有两种基本型式， 即换热式反应器和绝热 式反应器。4、加氢反应器的敏感性及其失控防止 由前讨论可知，含少量乙炔的烯烃的选择性加氢是一个相当复杂的反应系统。在选择反应 器型式和确定控制方案时必须考虑到以下几个因素。一是系统内存在一些相互竞争的放热反应，各个反应的热效应是很大的。特别是在催

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

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

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

24、性的影响很大，当加氢选择性差时，少部分乙烯也被加氢，乙烯损失率较高。后加氢因为是在脱甲烷塔之后进行，氢气已分走，所以要外界补充氢气。外部供氢可以精 细调节氢气配入量， 使氢炔比刚好满足乙炔加氢要求， 氢还稍有过量 ( H2/C2H2=2:13:1 )， 有利于提高选择性，减少乙烯的加氢损失。后加氢催化剂及其使用情况。后加氢催化剂主要是钯系催化剂。 原料杂质少， 催化剂寿命长， 操作压力高， 催化剂量少， 反应设备容积小。后加氢的主要优点是选择性好，故被多数工厂所采用。由界区外来的裂解气进入轻烯烃回收单元的四段离心式压缩机进行压缩。为减少结焦，压 缩机 1到 3段采用注水方式来保持裂解气排出温度

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

26、的酸性气通过与来 自界区外的新鲜碱接触被除去，新鲜碱在进塔前要进行稀释。为完全除去酸性气体，碱洗 塔包括三段碱循环和一个水洗循环。每一个碱循环段都有一个碱循环回路，碱液从循环段 底部泵送到循环段顶部。 碱循环回路中注入黄油抑制剂。 在碱洗塔的顶部， 有一个水洗段， 以阻止碱被原料气携带到下游设备。洗水主要用于稀释上部的循环碱。废水送到界区外处 理，碱洗塔废碱送到界外焚烧炉处理。在碱洗塔中除去酸性气后，裂解气经压缩机中 3 段压缩。压缩机三段排出压力为2.021MPag。压缩机排出裂解气在压缩机 3 段的冷却器中用水从 90冷却到 40。裂解气名师精编 优秀资料首先在干燥器进料 1号冷却器中与脱

27、甲烷塔进料进行热交换， 然后在干燥器进料 2 号冷却 器中用丙烯冷剂冷却到 12，再送到压缩机 3 段排出罐。 来自 3 段排出罐裂解气进入干燥 器。裂解气中的水和烃在压缩机 3 段排出罐中分离，水循环到 3 段吸入罐，从罐中回收的 凝液送到界区的急冷塔。冷凝下来的烃液用泵送到聚结器，在这里水和烃完全分离，从聚 结器来的烃物流送到液相干燥器。裂解气在两台分子筛干燥系统中干燥。为了保证连续操作，提供两台裂解气干燥器，一台 在线，另一台进行再生。干燥器出来的裂解气在进入高压脱丙烷塔之前要进行过滤。 裂解气气相干燥器设计在再生前运行 30 小时。另外，设计一个保护床，保证在再生前运 行 6 小时。干

28、燥剂期望最大寿命为 5 年。烃凝液也在两台分子筛干燥系统干燥中。为了保证连续操作，提供两台液相干燥器，一台 在线，另一台进行再生。烃凝液在进入高压脱丙烷塔底前进行过滤。液相干燥器设计在再生前运行 168小时，干燥剂期望的最大寿命为 5 年。再生部分包括：干燥器再生器进出料换热器，再生气加热器，再生气冷却器以及干再生气缓冲罐。来自界区外的天然气用于周期性地再生下列设备：裂解气气相干燥器烃凝液液相干燥器乙炔转化干燥器乙烯产品干燥器丙烯产品保护床再生气在送到用户之前用热的再生气和高压蒸汽进行加热， 从用户来的再生气用再生器进 出料换热器和再生气冷却器进行冷却，冷却后的再生气送到再生气缓冲罐除去水，然

29、后送 到火炬系统，从再生气缓冲罐来的凝结水送到界区外急冷塔。脱丙烷塔系统包括两个塔，每个塔在不同的压力下操作，从裂解气气相干燥器来的裂解气 和从烃凝液液相干燥器来的烃液进入高压脱丙烷塔。高压脱丙烷塔塔顶操作温度为 16，塔顶操作压力为 1.835MPag，塔底操作温度为 80。 来自高压脱丙烷塔塔顶冷凝器的凝液为高压脱丙烷塔提供一部分回流， 来自高压脱丙烷塔 的含有碳 3 组分的轻组分的塔顶物流送到压缩机 4 段。高压脱丙烷塔底物流用冷却水冷却后送到低压脱丙烷塔， 来自低压脱丙烷塔的塔顶物流用 丙烯冷剂全部冷凝，凝液用于高压和低压脱丙烷塔的回流。从低压脱丙烷塔来的塔底物流 含有碳 4 和较重的

30、组分作为脱丁烷塔的进料。 低压脱丙烷塔塔顶操作温度为 15， 塔顶操名师精编 优秀资料作压力为 0.762MPag，塔底操作温度为 82。高压脱丙烷塔用低低压蒸汽作为加热热源。低压脱丙烷塔正常时用急冷水作为加热热源， 开工或急冷水不正常时用低低压蒸汽作为加热热源。来自高压脱丙烷塔的塔顶物流在压缩机 4 段压缩到 3.15MPag，压缩的物流通过给脱甲烷塔 再沸器和乙烯分馏塔再沸器提供热量而急冷，裂解气物流用丙烯冷剂深冷到-37 ，在脱甲烷塔进料罐中部分冷凝，液体和气体进到脱甲烷塔。高压和低压脱丙烷塔中要加入阻聚 剂。来自脱甲烷塔进料罐的汽相和凝液进到高压脱甲烷塔适当的床层， 来自丙烯精馏塔底的

31、丙 烷洗物流进入脱甲烷塔前，用尾气及-24 级别的丙烯冷剂过冷，丙烷洗液与脱甲烷塔顶回流混合后进到脱甲烷塔塔顶。由于用丙烷洗和 4 段压缩，脱甲烷塔在足够高的压力下操 作，用 -40 的丙烯冷剂，减少了脱甲烷塔顶物流的乙烯损失。脱甲烷塔塔顶操作温度为 -10 ，塔顶操作压力为 2.64MPag，塔底操作温度为 11。 脱甲烷塔利用用裂解气进行再沸。包含碳 2 和碳 3 的塔底物流分成两股物，一股脱甲烷塔 底物流送到脱乙烷塔作为上部进料， 另一部分用于冷却裂解气压缩机 3 段排出罐物流并作 为脱乙烷塔下部进料，脱甲烷塔塔顶物流在尾气换热器中被加热后送到界区外。脱甲烷塔的塔底产品分成两股物流作为脱

32、乙烷塔的进料， 脱乙烷塔顶物流直接作为乙炔加 氢反应器（一台运行，一台备用）进料，加氢用的氢气由装置外供应，加氢后的碳二物流 作为乙烯精馏塔的进料，脱乙烷塔回流由-24 丙烯冷剂作为冷凝介质，正常生产时再沸介质为甲醇制烯烃单元来的水洗水。开工或水洗水不正常时用低低压蒸汽作为加热热源。 脱乙烷塔塔顶操作温度为 -20 ，塔顶操作压力为 2.392MPag，塔底操作温度为 63。 乙烯精馏塔有一个塔底再沸器和一个中间再沸器，以便从塔内回收最大冷量。中间再沸器 用-24 的丙烯汽相作再沸介质。主再沸器的热量由裂解气提供，塔顶物流用-40 的丙烯冷剂冷凝。 从回流罐来的液体全部分作为塔的回流， 聚合级

33、的乙烯产品从塔的第 7 层塔板， 抽出，自压到界区外的贮罐。乙烯精馏塔塔顶操作温度为 -34 ，塔顶操作压力为 1.625MPag，塔底操作温度为 -12 。 乙烯产品靠乙烯塔自压到乙烯球罐（界区外），乙烯液体从球罐用泵加压到界区压力，用 丙烯冷剂加热后作为气体产品送到 PE 装置。乙烷从乙烯精馏塔底抽出，在尾气换热器中 加热气化后送到界区外燃料气系统。丙烯精馏系统用两塔系统将进料分成聚合级丙烯以及丙烷。 塔的操作压力要保证 2 号丙烯精馏塔的塔顶物流能用冷却水来进行冷凝。正常生产时，第一丙烯精馏塔再沸器的热量由急冷水提供，第二丙烯精馏塔再沸器由水洗水提供。非正常时第一丙烯精馏塔用低低压蒸名师

34、精编 优秀资料汽作为加热热源。 聚合级的丙烯产品用冷却水冷到 38，然后通过丙烯产品保护床送到界区。丙烯产品保护床系统由两台床层构成，一台操作，一台备用，用于除去甲醇和其他氧 化物。第二丙烯精馏塔塔顶操作温度为46，塔顶操作压力为 1.791MPag，塔底操作温度为 52。第一丙烯精馏塔塔顶塔底操作温度为59 。从丙烯精馏塔 1 号塔底抽出的丙烷被分成两股物流， 一部分丙烷物流被冷却后送到脱甲烷 塔作为丙烷洗液，而剩余的丙烷在尾气换热器中换热后送到界区外的燃料气系统。含有碳 4 和较重组分的低压脱丙烷塔底物流作为脱丁烷塔的进料。 脱丁烷塔塔顶物流用冷却水冷凝，塔底物流用低低压蒸汽进行再沸。从脱

35、丁烷塔回流罐来 的一部分液体作为回流回到塔内，一部分作为混合的碳 4 产品。塔底 C5+产品加压到界区 压力并用冷却水冷却到 38 送到界区外。脱丁烷塔塔顶操作温度为46，塔顶操作压力为 0.357MPag，塔底操作温度为 132。丙烯制冷系统是封闭的、用蒸汽透平驱动的三级压缩的离心压缩机系统。系统提供三个级 别的冷量 :-40 、 -24 和 7。对应的压力 0.031MPag 、0.159MPag 和 0.607MPag 分别 为冷却水用于冷却压缩机三段出口气相丙烯。丙烯冷剂通过乙烯产品汽化器继续过冷。压缩机每一级压缩机都设有吸入罐，分离出的液相去每个冷剂用户，同时防止气相在进入 压缩机时

36、夹带液体。顶压力（MpaG）底压力（ MpaG ）顶温度（）底温度（）塔顶底关键组分（ V）水洗塔 T4010.7660.77437.5痕量醇（顶）碱洗塔 T4020.6860.72442.5痕量有机酸（顶）高压脱丙烷塔 T5011.8351.8641680碳四 3.53（顶）低压脱丙烷塔 T5020.7620.7911580碳三 0.23（底）脱甲烷塔 T5032.642.665-1011回流罐的气相中乙烯含量3.5%（ mol）甲烷 0.01（底）脱乙烷塔 T6012.3922.465-2063碳三 0.03（顶）乙烷 0.01（底）乙烯精馏塔 T6021.6251.702-34-12乙烯

37、 99.95（顶）乙烯 0.5（底）丙烯塔 1T6031.9261.97252.259.0丙烯 5（底）丙烯塔 2T6041.7911.9254652.1丙烯 99.6（顶）顶压力（MpaG）底压力（ MpaG ）顶温度（）底温度（）塔顶底关键组分（ V）脱丁烷塔 T6050.3570.39546132大于 C5 组分 0.5%(wt) 顶小于 C3 组分 0.5%(wt) 顶小于 C4 组分 0.5%(wt) 底设备名温度压力 MpaG裂解气压缩机一段吸入罐（ V 401）420.034裂解气压缩机二段吸入罐（ V 402）380.238裂解气压缩机三段吸入罐（ V 403）40.40.67

38、8丙烯制冷压缩机一段吸入罐（ V701 ）70.607丙烯制冷压缩机二段吸入罐（ V702 ）-240.159丙烯制冷压缩机三段吸入罐（ V703 ）-400.031本装置烯烃分离单元原料为甲醇制烯烃单元生成的烯烃， 将烯烃经过分离得到聚合级乙烯 和聚合级丙烯分别供给下游 PE和 PP装置。本装置工艺介质为烃类物质，多为可燃和易燃物质，大部分介质的毒性程度为轻度危害 , 部分介质毒性程度为中度危害，具有腐蚀性。本装置设备中中压容器居多，低温设备也较多。最高设计温度可达535 C，最低设计温度为 115 C，最高设计压力为 7.0MPa。本装置中低温设备较多，其中设计温度为45 C 的设备有 3

39、7台， 45 C101 C的设备有 1台， 101 C以下设备有 1台，涉及材料品种较 多。1、塔类设备本装置中共有 10 台塔，其中有 2 台为填料塔，其余 8 台都是板式浮阀塔。其中 160T603 第一丙烯精溜塔和 160T604 第二丙烯精馏塔相对较大，尺寸分别为 6500X49500 和 7600X88500。板式塔中， 160T603 第一丙烯精溜塔和 160T604 第二丙烯精溜塔为多溢流 （四 溢流）塔盘，其余为单溢流或双溢流塔盘。塔中有三台设计温度达 45 C 的低温塔器，分 别为 160T601 脱乙烷塔、 160T602 乙烯分馏塔和 160T503 脱甲烷塔。2、换热器

40、本装置中有 2台电加热器， 1 台套管式换热器，其余都为管壳式换热器。管壳式换热器中 多采用浮头式和 U形管式，大型换热器也较多。换热面积大于 1000M2的有 16 台。其中 160E606A,B、160E611A,B、160E614A,B、160E701A,B 单台换热面积分别达到 5972M2、4368M2、 8578M2和 8540M2。管壳式换热器绝大部分都为卧式容器，只有8 台为耳座支撑立式容器。3、反应器名师精编 优秀资料本装置中共有 2 台反应器，一台在操作工况下另一台进行再生或备用。4、储罐本装置中压力储罐一般为立式或卧式，带椭圆封头储罐。其中有 10 台低温容器，有两台 容

41、器设计温度低于 -45 C, 分别为 160V706 丙烯冷剂压缩机排污罐设计温度为 -55 C, 160V801 冷焰罐设计温度为 115 C。5、干燥器本装置中共有 7台干燥器，均为立式容器，其中有 1台 160D601乙烯干燥器为低温容器， 最低设计温度为 -45 C。本装置工艺介质为烯烃类物质，腐蚀性一般，静设备材质多选用碳钢。但设备的设计温度 范围大，最高达 535 C，最低达 -115 C。因而在设备的选材上，主要按不同的设计温度选 用不同的材料。各温度段主要部件材料的选用原则如下：1) -20 C T 设 < 350 C， 16MnR；2) -40 C T 设 < -

42、20 C， 16MnDR；3) -45 C T 设 < -40 C， SA516Gr60+S5；4) -100 C T 设 < -45 C，采用不锈钢；5) T 设 < -100 C, 采用不锈钢；6) 350 C < T 设 550 C， 采用耐热钢；7) 工作介质为酸、碱、硫化物等腐蚀性物料，应采用相应的耐腐蚀材料。本装置中，塔器超限设备较多， 160T402碱/水洗塔、 160T503 脱甲烷塔、 160T601 脱乙烷 塔、 160T602 乙烯分馏塔、 160T603 第一丙烯精馏塔和 160T604 第二丙烯精馏塔尺寸都超 过运输限制条件，因此需分段或分片运

43、输至现场，在现场进行组焊，拼装。 超限设备详情见下表：表 6.3 1 烯烃分离装置超限设备一览表位号直径 (mm)长度 (mm)重量 (T)160T402300052000188160T503 1200/ 2400/290055300177160T601330052300286160T602320068100280160T603650049500827160T6047600885001826回路图：LC501OUTFC502OUTPIDPIDSETININLT501 FT502 FV502 说明：LC501： 160T501 塔釜液位控制FC502： 160T501 塔底流量控制 正常操作时，

44、 LC501 投 AUT，FC502投 CAS。回路图：TC503OUTPIDINFC501OUTPIDINFT501FV501TE503说明：TC503： 160T501 塔灵敏板温度控制FC501：160T501 塔再沸器加热蒸汽流量控制正常操作时， TC503 投 AUT，FC501投 CAS。回路图：说明：LC504： 160T501 塔顶回流罐液位控制回路图：OUTLC505FC505PIDINLT505FT505FV505名师精编 优秀资料LC503： 160T501 塔顶冷凝器液位控制 正常操作时， LC503 投 AUT，LC504投 AUT。OUTPIDSETIN说明：LC5

45、05： 160T502 塔釜液位控制FC505： 160T502 塔底流量控制 正常操作时， LC505 投 AUT，FC505投 CAS。回路图：OUTTC516PIDINFC506OUTPIDINFT506FV506TE516说明：TC516： 160T502 塔灵敏板温度控制 FC506：160T502 塔再沸器加热蒸汽流量控制 正常操作时， TC516 投 AUT，FC506投 CAS。回路图：说明：LC508： 160T502 塔顶冷凝器液位控制PC514： 160T502 塔顶压力控制 正常操作时， LC508 投 AUT，PC514投 AUT。LT507 FT508 FV508

46、说明：LC507： 160T502 塔顶回流罐液位控制FC508：160T502 塔去高压脱丙塔回流量控制 正常操作时， LC507 投 AUT，FC508投 CAS。回路图：说明：LC510： 160E508 液位控制TC521：脱甲烷塔进料温度控制正常操作时， LC510 投 AUT，TC521投 AUT。回路图：LC514OUTFC513PIDPIDININOUTFV513LT514FT513说明：LC514： 160T503 塔釜液位控制FC513： 160T503 塔底流量控制 正常操作时， LC514 投 AUT，FC513投 CAS。回路图：FT514回路图：TC531OUTFC

47、514PIDPIDOUTININTE531说明：TC531： 160T503 塔灵敏板温度控制FC514：160T503 塔再沸器加热用产品气流量控制 正常操作时， TC531 投 AUT，FC514投 CAS。说明：LC516： 160E506 液位控制TC632： 160E607 出口产品气温度控制 正常操作时， LC516 投 AUT，TC632投 AUT。回路图：说明：LC521： 160T503 塔顶回流罐液位控制LC520： 160T501 塔顶冷凝器液位控制 正常操作时， LC521 投 AUT，LC520投 AUT。FT603正常操作时， LC601 投 AUT，FC603投

48、CAS。LC601OUTFC063PIDPIDOUTININLT601说明：LC601： 160T601 塔釜液位控制FC603： 160T601 塔底流量控制回路图：TC603OUTFC602OUTPIDPIDSETININTE603FT602FV602说明：TC603： 160T601 塔灵敏板温度控制FC602：160T601 塔再沸器加热用水洗水流量控制 正常操作时， TC603 投 AUT，FC602投 CAS。回路图：LC603OUT INL603SELIN OUTLC602PIDSS-LPIDINOUTIN说明：LC603： 160T601 塔顶回流罐液位控制LC602： 160

49、T601 塔顶冷凝器液位控制 正常操作时， LC603 投 AUT，LC602投 AUT。PC606OUTFC605PIDPIDOUTININPT606FT605说明：PC606： 160T601 塔顶压力控制回路图：FC605： 160T601 塔顶回流罐放火炬流量控制 正常操作时， PC606投 AUT， FC605投 CAS。LC604AOUTFC609OUTPIDPIDSETININLT604AFT609FV609说明：LC604A：160V603 液位控制FC609： 160V603 采出流量控制 正常操作时， LC604A投 AUT， FC609 投 CAS。回路图：说明：LC60

50、4B：160V603 液位控制FC610： 160V603自 160P605进料控制 正常操作时， LC604B投 AUT， FC610 投 AUT。LC605OUTFC615PIDPIDOUTININLT605FT605说明：LC603： 160T602 塔釜液位控制FC615： 160T602 塔釜采出流量控制 正常操作时， LC603 投 AUT，FC615投 CAS。回路图：说明：LC606： 160E608 液位控制FC614： 160E608 工艺侧进料量控制正常操作时， LC606 投 AUT，FC614投 AUT。回路图：LC610OUTFC616OUTPIDPIDINSETINFT616LT610FV616说明：LC610： 160T602 塔顶回流罐液位控制FC616： 160T602 塔顶冷凝器液位控制正常操作时， LC610 投 AUT，FC616投 CAS。LC609A/BOUT INF614SELIN OUTFC614PIDSS-LPIDININOUT说明：LC609A/B：160E606A/B 液位控制FC614： 160E608 工艺侧进料量控制 正常操作时，