乙烯生产工艺简介

第二章

乙生工介第一概述第二裂解第三裂解工程第四裂解气的化与分离1第一概述石油化学工是一新工，石油化工的展，促了国

民的

巨大步。乙、丙、丁二（三）、乙炔、苯、甲苯、二甲苯（三苯）等是石油化工最基本的原料，是生各种重要的有

机化工品的基。

所以生“三”、

“三苯

”的乙装置是石油化学工的，

它的生模、量、和

技着一个国家石油化学工的展水平。聚合－－聚乙、乙丙

橡胶、乙共聚物氧化－－氧乙、乙基化－－乙苯、乙基甲苯、基等乙化－－乙、二乙、

溴乙等水合－－乙醇聚－－

α－2据2019年油气志，

2019年乙生能力

排在前十位的国家如下表（万吨）：美国

日本

中国

沙特德国国

加拿大

荷俄斯

法国2874.1

730

698.8

684.5

556.7

544

541.8

395

367

338.3我国乙生能力由

2019年的第

七位（533.8万吨

／年）上升到2019年的第三

位（698.8万吨

/年），

超了德国、国，

取代了沙特的地位

。3随着世界石油化学工的速展，世界各国乙的需求

也逐年增加，世界乙生能力

也不断增加，到2019年世界乙生能力的

增情况下

表。年

份2019年

2019年

2019年

2019年1.094

1.108

1.129

1.173生能力（吨/年）到2019年世界乙生能力

达到1.25吨，2019年将达到1.45吨。4u由

上表可以看出，世界乙生能力

每年以1%～4%的

速度增。u我国乙量

以11.6％的速度增，如果将每年口的乙衍生物

折算成乙量，乙增量达30％。u按2019年，我国乙量（

698.8万吨）

只占世界乙量（

11733万吨）6％，而我国人口占世界人口的

20％。u我国

自从60年代

引乙装置以来，特是70年代

先后从国外引一批

技先、模大的乙装置，在北京燕山、大、、

南京子、

上海等地分建成

了年30万吨乙装置，到21世初，已大都建成

60～100万吨

/年的模，量已

达60万吨

/年

以上。以下是我国乙生能力在

60万吨

以上的企。5我国乙生能力在

60万吨

以上的企能力（万吨

/年）80厂名原料（原料）柴油燕山石化化工一厂上海石化厂

常和减柴油

100石化厂

常和减柴油子石化厂

常和减柴油

80大6090茂名石油化工公司

石油和柴油吉林化学工公司

石油和柴油200706我国已批建的大型乙目浙江海石化

100万吨

/年乙工程

，投215元，2009年建成

；福建泉州

80万吨

/年乙工程

，投266元，2019年建成

；天津石化

100万吨

/年乙工程

，投201元，2019年建成

；四川成都

80万吨

/年乙工程

，投210元，2019年建成

；州60万吨

/年乙改造工程

，投63元，2019年建成

；新疆独山子石化

100万吨

/年乙工程

，投262元，2019年建成

。7我国乙供需状和近十多年来我国乙工快，2019～2019年能力和量年

增率分5.83%和10.17%以上，同期口乙下

游品折乙后的

当量消年均

增达15.9%，

自率由2019年的

48.6%下降

到2019年的

37.8%，口依存度逐年增。

乙

需

求

如下表

。2019

年2019

年2020

年生能力（万吨

/年）888.514002000当量需求(万吨

/年)1850482500-260056-53.83700-410054-48自率(%)8第二裂解

乙、

丙、丁二等分子中有

双存在，化学性活，能多物生加成反而生成一系

列重要物，

并易氧化和聚合，是基本有

机化学工的重要原料，

但在自然界开采出的石油中没有存在，因此工上用裂解法来得些低。一、裂解原料裂解原料的来源主要有

两个方面，一是天然气加工厂的，

如乙丙、丁、天

然汽油等，二是油厂的加工品，如厂气、汽油、油、柴油、重油、

渣油等。天

然气加工厂裂解原料的主要来源油厂加工品9（一）天

然气：藏在地深的

可燃性气体，主要成：甲（

占85~95%

）、乙、丙等低分子量，

少量CO

、

N

、

H

S非成分。222气

田气：来自于天然气井的气体，其中甲含量高（

≥90%），乙、丙含量少。天然气伴生气

：在石油开采中与石油伴生的天然气，故又称油

田伴生气。伴生气和气井气相比含有更多的乙及更重分。10气

田气和油田气天

然气加工厂（回收

站）将甲分离出来，剩下的甲以上分

即可作裂解

制乙的原料。目前国

内以原料的

装置：中原乙、

广州乙、天津石化等。11（二）油

装置的裂解原料直汽油（石油）

：

初点～

200℃的常原油分。拔油：

从初点～

130℃的分油中拔

出的＜60℃的分。（

1）

油抽余油

：

60～130℃的分重

整、抽提芳后的

剩余油，主要

是C

～C和。6

8（

2）

煤油：沸程130～300℃的直分油柴油

：

200

～350℃

直分油。（

3）柴油重柴油

：250

～400℃

直分油。减柴油

（

VGO）减蒸得到的350

～500℃

直分油。12世界乙原料构目2019200020196.320006.3石油

52.4柴油52.228.010.0乙丙丁27.69.43.32.8其它1.00.7目前世界乙原料构中，石油

仍占主要地位，

2019

年全球乙原料构:石油

47.5%

、36.3%

、柴油

4.6%

、

其他11.6%

。13二、裂解程及物裂解

是指在高温下

（

600~800℃

）生碳和碳碳的断裂，一般可分一次反和二次反。一次反，

即由原料（特）裂解生成乙和丙的反。二次反，

即一次反的生成物行一

步的反生成

多种物，

甚至最后生成焦或碳。反不消耗了原料，降低了的率，而且反生成的焦和碳

又会堵塞和管

道，影响裂解操作的定，

所以一反是我不

希望生的。裂解温度：

600℃

～800℃一次反：由原料裂解生成乙、裂解反丙的反二次反：一次反物的再反14（一）裂解的一次反1.裂解的一次反裂解的一次反主要有二：（

1）脱反是碳的

断裂反，生成碳原子数相同的和，

其通式如下：C

HHn

2n+2n

2nC

+H2（

2）

断反是碳碳断裂反，反物

是碳原子数少的和，

其通式R—CH—CH—R＇R—CH=CH+

R＇H222152．裂解的一次反原料中的可以生

断和脱反，生成乙、丁、丁二、

芳等。例如己裂解

:C

H

+C

H2

44

8CC

H6122

44

62H

+C

H

+HC

H

+C

H4

62

63/2C

H

+3/2H4

62C

HC

H

+3H6

126

6216（二）裂解的二次反所二次反是在裂解反条件下，一次反生成的都可以反，化成新的物。1.的裂解在裂解条件下，

可以分解生成小分子的或二。

例如戊可以按下式分解C2H

+C

H43

6C

H5

10C

H

+CH4

64裂解的果，可以增加乙、丙收率。此反在力学

上是有利的。丙裂解主要物

是乙和甲。172.

加和脱可以加成和的，

例如：C

H

+HC

H2

422

6反温度

低，有

利于加平

衡。也可以一

步脱生成二和炔，

例如：C

H

+HCH2

222

4CH

CH=CHCH

C≡CH+H2332CH

CH

CH=CHCH

=CH—CH=CH+H2322从力学分

析，的脱反比的脱反推力22更小，故需要更高的温度。183．的分解生碳反在高温度下，

低分子、都

可能分解碳和。

例如：C

H2C+H22

2C

H2C+2H

22

4C

H2C+3H22

6生成炭的程：-H-H-H-H194.的聚合、化、合和焦反能生合、聚合、化

等反，生成大分子的、二和

芳香。

如聚合

2C

HC

H

+H2

44

62化C

H

+C

H2H

+

苯2

44

62歧化

2C

HC

H

+C

H3

6生成的

芳在裂解温度下

很容易脱合成

多芳,稠芳直2

44

8至化焦.从

上

述

可知，裂解的二次反非

常

复

，

使裂解物不含有

小分子和，

且含有二、比原料

更重的芳和

稠芳，

甚至有焦碳生成。故在二次反中，除

了高的裂解能

增乙外，其余的都消耗乙，使收率下降。20第三裂解工程从前裂解反程的可知，的裂解程有如下特点：①吸反，

且需在高温下行，反温度一

般高于

750℃②避免二次反生，反越短越好;③裂解反分子数

增加的反，的分越低越好;④

反物

是一复的

混合物，除了气体和液体物

外，尚有固体物焦的生成。工上要在

短的内将原料迅速加至所需温度，并供大量裂解反所的量

等要求，关在于

采用合适的裂解方法和的裂解。21裂解方法接供——管式炉裂解法蓄炉（固定床）裂解法固体体直接供砂子炉（流化床）裂解法液体体部分氧化裂解法222324一、管式炉裂解工流程管式炉裂解流程框25管式炉裂解工流程1,2：器

；3：裂解炉

；4：炉急冷器

；5：炉汽

包；6：精塔（油洗塔）水冷塔

；；7：8：汽油汽提塔

；9：工水汽提塔

；10：

沉除罐；11－13：器

；14：再

沸器；15：稀水蒸气生器汽26包；16：稀水蒸气生器加器；17：蒸汽加器

；18：再

沸器；19：急冷器。流程明:原料油由油

罐器（

1）和（

2）与的急冷水和急冷油交后与稀蒸汽

混合入裂解炉的段（二次）。

然后入裂解炉的射室行裂解。炉管出口的高温裂解气迅速入急冷器（

4），

使裂解反很快止，再去油急冷器（

19）用急冷油一步冷却，然后入精塔（

6）（

也叫汽油初塔）。急冷器的水

先在流段并局部汽化后送入高蒸汽

包（5），

靠自然流流

入急冷器（

4），生11MPa的高水蒸气，再后送入蒸汽管网。裂解气在油急冷器中用急冷油直接淋冷却，然后与急冷油一起入

精

塔

（

6），塔出来的是裂解气、气和裂解汽油

以及稀水蒸气和酸性气体。裂解柴油

从精塔（

6）的采出，汽提塔汽提

出其中的分后，作裂解柴油品。塔釜采出重燃料油。重燃料油一部分汽提塔汽提

出其中的分后，作重燃料油品送出，大部分作循急冷油

使用。循使用的急冷油先用来生低稀蒸汽。

然后一部分用来原料柴油后，

返回精塔作塔的中段回流。

另一部分送至急冷器作急冷介，裂解气行冷却。裂解气在精塔（

6）中脱除重燃料油和裂解柴油后，由塔采出(主要

是C9以下分)入水冷塔（

7），

此塔的塔和中段用急冷水淋，使裂解气冷却，其中一部分的稀水蒸气和裂解汽油

就冷凝下来。27冷凝下来的油水混合物由塔釜引至沉除罐（

10）（

也叫油水分离槽），分离出的水一部分供工加用，冷

却后的水再急冷器（

11）（

12）冷

却后，分作水冷塔的塔和中段回流。

另一部分相当于稀水蒸气的水量，由水送入工水汽提塔（

9），

将工水中的汽提回水洗塔（

7），

保塔釜水中含油

少于100ppm。

此工水

送入稀水蒸气生器汽

包（15），生稀用水蒸气。沉除罐（

10）分离

出的汽油，大部分送至精塔（

6）作塔回流而

循使用。一部分送至汽油汽提塔（

8），汽提

出分后作裂解汽油品送出。脱除大部分水蒸气和

少部分汽油的裂解气

(主要

是C4以下分)，

送至系。28裂解炉部分：Ø是整个裂解反的

核心，裂解反在

此生，化

率和收率的大小均由此部分决定。Ø在的裂解程种，一

般加

入水蒸气作稀，

其作用

如下：a.可有效降低的分，

利于裂解反行，增加乙收

率。b.水蒸气容大，能炉管温度

起定作用，在一定程度

上保了炉管。c.与物

容易分离，裂解气量无

影响，水蒸气便宜易得。d.可以抑制原料中的硫合

金的反管的

腐作用。e.水蒸气

通下

列反清除裂解管中的焦碳，上起了炉管清焦的作用。C+H

OH

+CO2f.水蒸汽金属管表面起一定氧化作用，使金属表面的、成2氧化物

薄膜、减少了和气体分解生碳的

催化作用29急冷交系：Ø作用：

防止有害的二次反，生高蒸汽。Ø裂解物急冷后温度：

450℃～550℃

;Ø生高蒸汽温度

326℃，力12160kPa。急冷

-分系：Ø作用：

把裂解物一步急冷，并通精，分离各个品分。Ø分塔：

将裂解物分离成三

个分：重分（裂解

燃料油）、

瓦斯油及汽油、裂解气。Ø水冷塔：直接水冷

将汽油及水蒸气冷凝下来，未凝的裂解气去后装置分离。Ø汽油汽提塔：

将从水冷塔底部的汽油中的低于

C4的从塔分离出来，塔底出裂解汽油。30稀水蒸气生系：Ø作用：化稀水蒸气的

凝液，冷凝水用来生水蒸气

循使用。Ø工水汽提塔：

将稀水蒸气

凝液中少量的汽提

出来，塔底不含的水，作蒸汽生器的水。31二、管式炉裂解⑴

垂直管双面射管式炉管式炉裂解

技是目前世界上普遍采用的裂解

技，

它具有短停留（

最低可达0.01

秒）、度高、

低分的特点，

因此可有效地抑制二次反，性高，

是一种先的裂解

技。姆斯公司开的SRT

(Short

Residence

Time)型裂解炉，

是目前世界上用

最广、最先的裂解炉型

之一

。

SRT

型裂解炉展到在已

开出

SRT-Ⅵ

型，炉管构型由

SRT-Ⅰ型、

SRT-

Ⅱ型、

SRT-

Ⅲ型、

SRT-

Ⅳ型的

多程炉管展SRT-

Ⅴ型、

SRT-Ⅵ型的

两程炉管，炉管度由

60多米短至20多米，相停留也由0.4秒左右短至0.2秒左右。下是SRT—Ⅱ构

示意。32垂直管双面射管式炉1-射室2-垂直裂解管3-壁

嘴4-底部

嘴5-流段6-管7-急冷器SRT—Ⅱ型裂解炉构

示意33管式裂解炉嘴分布34SRT－II型裂解炉的特点：①径布管，

排列4－2－1－1－1－1，管径

先后粗。

小管径有

利于化，

使原料迅速升温，短停留。管

列后部管径粗，有

利于减小

△p降

低分，减

少二次反，

且也不会因二次反生成的焦

很快堵塞管道，因而延了操作周期，提高乙收

率。②射室底部壁均有均匀分布的加嘴，

使炉管周温度分布均

匀，管上下温差小。③炉管能

上下自由伸，不

因温度效而形。

④在裂解管

出口上方即接装急冷器，

使裂解气更快急冷，减

少二次反生的

机会。35⑵

倒梯台式

垂直裂解炉36倒梯台式裂解炉的特点：①

每裂解管有

7根管子，第一至第四根管，第五至第七根管。②炉子倒梯台式，嘴

安装方向向下，和中段

两各有8个嘴。

垂直向下射燃的

好是炉管加均

匀，嘴不

易焦。37表

1裂解炉工指原料煤柴油乙目反管

出口温度

,℃反管

入口温度

,℃765600820600反管

出口力,atm

0.78

～1.070.78

～1.07>1.7反管

内力降，

atm停留，

秒>1.70.450.751.0蒸汽稀比0.3038表2

急冷器工指裂解原料乙煤柴油目出口温度，

℃停留，

秒生的蒸汽力，

atm5350.058638018639管式炉裂解法的缺点点：•炉型构，操作

容易，便于控制，能生•乙、丙收

率高，物度高。•力

消耗小，效率高，裂解气和烟道气的余大部分

可以法回收。•原料的

适用范随着裂解技的步已日大。

•可以多炉合而大型化生。缺点：•重原料的

适性有一定的

限制，重原料

易焦，

运周期短，裂解深度低，常性的

清焦操作短了有效生。•按高温短停留和低分的工要求，必增大炉管的表面度，要求有

耐高温的合金材料和管

技，

增加了的

投。40第四裂解气的化与分离一、概述裂解

制得了裂解气，裂解气的成

是很复，

其中既有

很有用的分，

也含有一些有害的（下

表）。裂解气的化与分离的

任就是除去裂解气中的有害，分离

出一品或分，基本有机化工工和高分子化学工等提供原料

在基

本有机化学工中，有

些品的生可以用度低的，

如次酸化法生氧乙和氧丙，苯基化生乙苯和异丙苯等。但有些品的生却要求用高度的原料。

例如直接氧化法生氧乙，原料乙度要求在

99%

以上，有害不

允超5~10ppm

。多聚合品的生，

也原料有

很高的要求。

例如生聚乙、聚丙以及乙丙橡胶等用的乙与丙。高度的品，必需裂解气行化和分离。41不同原料裂解气的成，

%（体）分乙丙厂气汽油粗柴油蒸原油

440℃原油蓄分砂子炉裂解炉裂解H235.216.1-9.1----17.40.216.227.5-9.9----27.60.120.37.7-15.65.040.1750.05780.027229.612.680.420.140.40.1726.850.2132.563.89-0.2513.140.431.812.090.404.82100.016.572.640.152.00-29.790.4028.003.000.15-9.000.603.703.703.704.10H

O----2CO---CO2H2S甲3.6乙炔乙33.1乙26.7丙炔丙二-丙0.6丙0.630.80.3243.9-0.2-0.232.40.9---9.310.4-4.34.51.1100.1--11.111.30.90.70.10.8100.013.11.71.65.60.211.30.63.83.40.2-丁二0.6丁丁0.30.30.3≥C5∑12.2100.0100.0100.042二、裂解气的化与

由

表中数据可以看出，裂解气中含有少量的

H

S、

CO

、

CO、22C

H

、

C

H

以及水等，些如不脱除，不会降低乙2

23

4、丙等品的量，

且会影响分离程的

正常行，故裂解气在分离前，

必需先行化和干燥。脱酸性气体裂解气的和冷脱水深冷分离脱炔431.

酸性气体的脱除

裂解气中的酸性气体

是指

H

S

和

CO

。

此外少量有机硫化物，如氧22化碳（

COS

）、二

硫化碳（

CS

）

硫、

硫醇等，也可以在脱酸性气2体操作程中脱除

之。裂解气中的硫化物，主要是

H

S，一部分

是由裂解2原料来，

另一部分是由裂解原料中所含有机硫化物在高温裂解程中与生解而生成的，

例如：RSH+H2RH+H

S裂解气中的

CO

的来源有：22①

CS

和COS在高温下与稀蒸汽生水解反2CS

+2H

OCO

+2H

S2222COS+H

OCO

+H

S2②

裂解炉管中的焦碳与水蒸气作用22C+2H

OCO

+2H2③与水蒸气作用22CH

+H

OCO

+4H422244些酸性气体含量多，分离程

会来

危害：ØH

S能

腐管

道，使干燥用的分子寿命短，能

使加脱炔用的2催化中

毒；ØCO在深冷

低温操作中会成干

冰，堵塞和管

道，影响正常生2。Ø酸性气体于乙或丙的一

步利用也有危害，例如生聚乙，二氧化碳和

硫化物会破坏催化的

活性。生高聚乙，二氧化碳在

循乙中累，降低乙的有

效力，

从而影响聚合速度和聚乙的分子量。工上用吸收

方法，先用乙醇胺吸收除去裂解气中的大部分酸性气体（

称粗脱），

然后再用

NaOH

溶液吸收除

去裂解气中少量的H

S和CO

（

称精脱），

以使裂解气中的酸性气体含量足要求。2245酸性气体脱除方法Ø性；Ø操作条件下蒸汽低、定性高

；化学吸收法吸收原Ø粘度低；Ø无

腐、无

毒；Ø来源

丰富，价格低廉。Ø氧化溶液工常用吸收Ø乙醇胺溶液ØN-甲基吡咯46（

1）

乙醇胺吸收法脱除

H

S和CO22反原理：乙醇胺

（

MEA）

HO-CH

-CH

-NHHOC

H

NH222242二乙醇胺

（

DEA）

HO-CH

-CH

-NH-CH

-CH

-OH

(HOC

H

)

NH22222

4

2乙醇胺与

H

S反22HOC

H

NH

H

S＝（

HOC

H

NH

)

S似于

NH

＋H

S＝(NH

)

S＋32

4242324

222（

HOC

H

NH

)

S

H

S＝2(HOC

H

NH

)HS

(NH

)

S＋H

S＝2(NH

)HS＋22

4422433422乙醇胺与

CO

反22HOC

H

NH

CO

H

O＝（

HOC

H

NH

)

CO＋+

2242243

223HOC

H

NH

)

CO

＋CO

H

O

＝HOC

H

NH

)HCO243

22+

22433347反特点：①反均可逆反，

适当改反条件，

可使反逆向行。②反均分子数减

少的反，高有

利于吸收反行；低有

利于解吸反行。③反均放反，

低温有利于吸收，高温有利于解吸。一

般乙醇胺吸收

H

S的反在49℃

以上逆向行。吸收

CO

的反22在71℃

以上逆向行。故乙醇胺脱酸性气吸收塔的反温度控制在49℃

以下。4849乙醇胺法点：可再生，循使用，减少了碱液用量和碱液的理

；缺点：醇胺法酸性气的吸收不

如碱洗底；与COS

反后不能再生，

所以不宜用于化COS

含量高的气体

；乙醇胺吸收在再生程中一部分要，同在高温下乙醇胺易解；容易腐；由于吸收需要再生，

所以其能耗高；乙醇胺溶液吸收，

也能吸收丁二和重双，再生

受易聚合注：酸性气体含量很高（裂解原料

硫含量超0.2%

），用乙醇胺和

NaO合洗

。50（

2）

碱洗法脱除

H

S、2CO2反原理碱洗法原理

是使裂解气中的

H

S和CO

等酸性气体与

NaOH

溶液22生下

列反而除

去，以达到化的目的。CO

+2NaOHNa

CO

+H

O2232H

S

+2NaOHNa

S+2H

O222COS+4NaOHRSH+

NaOHNa

S+Na

CO

+2H

O2232RSNa+NaOH反生成的

Na

CO

、

Na

S、

RSNa

等溶于碱中。由于碱液中2有

硫化物，不能直接用生化理，

可用碱理

装置理。3251碱洗法流程碱洗脱酸性气体流程下裂解气入碱洗塔底部，塔分成四段，上段水洗，

以脱除气体中的碱液

；下部三段碱洗，

最下部稀碱洗，

其度1～3%。

最上碱洗段用

10～15%碱洗。碱液用打循。新碱液用送入碱洗的上段循系。塔

底排除的碱液由水洗段排除的水稀后，

送去碱理

装置。裂解气在碱洗塔

内与碱液逆流接触，酸性气体被碱液吸收，除

去酸性气体的裂解气由塔流

出，去下一个分离。52三段碱洗工流程53碱洗塔操作条件塔：

10～20大气若碱洗装置置于机三段出口，力10大气；若置于机四段

出口，力20大气。温度：

30～40℃尽管温度越低越有利于吸收，但温度又不能低，会使重冷

凝入碱液中。此裂解气在碱洗前要行，

否碱液罐会放出大量气体，染境。高温有利于吸收反速度的提高，

293K，

38板；323K，

23板但不能太高，否重聚合，

堵塞与管

道。但温度低又会使重冷

凝，所以一般控制在

30~40

℃。5455562、裂解气脱水（

1）水的

危害裂解气急冷，脱

硫和等操作程，

多少含有一

些水分，大400

～700ppm

。裂解气分离

是在-100℃

以下行的，在

低温下水能成

冰，并能与形成固体晶水合物。在一定温度下，水能和形成白色晶水合物，与冰雪相似。例如能形成CH

·6H

O、

C

H

·7H

O、

C

H

·17H

O等等。些水合物在高和

低温422

623

82下是定的。裂解气中的水分在高低温下所形成的冰和水合物在管壁上，增加力

消耗，重使管道堵塞，影响正常生。

因此必需将裂解气的水分脱除。57（

2）裂解气分子脱水流工上裂解气脱水常用吸附方法，常用的吸附分子、

活性程氧化或硅胶。由于分子吸附具有脱水效率高，使用寿命等点，在工上用

最广泛。前

者吸附能力比后

者大三倍；前

者先吸附极性分子

(如水)，而后者可吸附不和碳四。58分子脱水的特性Ø如4A型分子：

Na

[

(Al

O

)

(SiO

)]·27H

O122

3

1222Ø很的吸附性

；3A型

只吸附水，不吸附

H

、

C

H

碳三及

以上2

6

、；24A型

既吸附水，也吸附

C

H26。Ø先吸附象水那的

极性物；Ø在高温度下，

仍具有一定吸附能力。100℃，吸附能力

13%，

200

℃，吸附能力

3%，而硅胶和氧化＞25℃吸附能力下降，

＞150℃无吸附能力。59裂解气分子脱水工流程

如下：60①吸附程：裂解气

自上而下通吸附器，

其中的水分不断被分子吸附，一

旦吸附床内的分子被水所和，

就到脱附程。②再生程：吸附程

完成后，床内的分子被水所和，床失去了吸附能力，需行再生。再生自下而上通入280℃左右的甲、气，

使吸附器慢升温，以除去吸附上大部分的水分和，直

至床升温到230℃左右，以除去残余水分。再生后需要冷

却，然后才能用于脱水操作，可以用冷的甲、分由

上而下地吹分子床。614、裂解气脱炔裂解气中的炔含量

：乙炔含2000～7000ppm，丙炔含1000～1500ppm，丙二600～1000ppm。中炔含量的要求

：降

低聚乙催化的

活性，增加消耗，使聚合物性差。工生聚合乙和聚合丙中

所含炔和

双含量要求

小于5ppm；低聚乙的生，乙中乙炔含量要求

小于0.1ppm。脱炔方法

：加。方法特点

：工流程，能量

消耗少，没有境染。62（

1）

催化加脱乙炔催化加可使乙炔加乙，一

般可能生下

列反。C

H

+

HC

H①22

22

4C

H

+HC

H②2

4262C

H

+2HC

H③2

222

6反中

希望生反①，

既脱除了乙炔又曾加了乙收

率

，

害利。如果生

反③，乙受失。反②然也除去乙炔，但不及反①。从化学平衡分析，乙炔加反在力学

上是有利的，几乎可以接

近全部化，加后，乙炔的含量

完全可以达到ppm的要求。要使乙炔行性加，

必采用性

良好的催化，常用的

是于

α-Al

O体

上的催化，

也可用

Ni-Co/

α-Al

O2化上乙炔的吸附能力比乙，能行性加。32363加脱炔工流程前加工流程：裂解气碱洗后，

未精分离，

即行加脱除炔程。后加工流程：裂解气中

所含气、甲等分分

出后，再分离的碳二、碳三分分行加的程。前加特点

：①若原料中乙炔、丙炔、丙二共存，乙炔

达到脱除的合格指，而丙丙二炔

达不到合格的脱除指；②气量

,副反多,乙丙加可能致反温度

失控；③采用重原料裂解,易造成重如丁二的及短催化使用寿命。后加特点：①加量

做到按需要量配入，提高了目的物的性

；

②加量定

；③原料中

所含引起催化中

毒物度

低，催化使用寿，加反平易控；④流程

复。64（

2）乙炔加流程1-加反器

；

2-再生反器

；3-油吸收塔

；4-再生气洗塔65上是C分脱乙炔流程，脱乙塔物乙乙分中含2有5000ppm左右的乙炔，和至一定温度的气相

混合入一段加式反器，行加反。由一段

出来的气体再配入充气，温度后，再入二段加反器，

又行加反。反后的气体降温

到-6℃左右，送去油洗塔，用乙塔分洗气体中含有的油。脱

掉油的气体行干燥，然后去乙精系

。在乙炔加程中，有乙炔聚合生成油的副反生生成的油量

多，

影响催化的操作

周期和使用寿命，重能造成乙填料塔堵塞。66反器反条件的

影响因素：①反温度：温度高，

催化活性提高，但性

会降低。②炔度：炔度高，反放出的大量量使得催化床温度

升高，加副反的行。采取一些策：如加品部分循到反器

入口；采用双段床或多段床加，

采用反器

催化置冷却器等。③炔比：炔比大，气剩，副反生，致乙收减

少，而且床，生“温”。④CO度：

使催化中

毒，影响活性。67C3分中的丙炔和丙二，

也可采用加方法脱除，一

般用液相加法。

C分液相脱炔流程

也分两段加，一段

是主反器，3使丙炔和丙二由2%左右降至2000ppm左右；二段是副反器，

使余下的丙炔和丙二再加脱除

至10ppm以下。反的

移出主要是借助部分物的汽化。温度（

℃）力（

atm））H

/（

C

＋C3≡23＝＝主反器副反器10～4011～172.02.010～50

26～26.5685．裂解气的裂解气中多分在常下

是气体，其沸点都很低。如果在常下行各分的冷

凝分离，分离温度

很低，需要大量冷量。了使分离温度不太低，可适当提高分离力。分力，

MPa1.9740.9872.98H2-244

℃-129

℃-55

℃-238

℃-107

℃-29

℃-7

℃-235

℃-95

℃-13

℃11

℃CH4C

H2

4C

H-33

℃2

6C

H9

℃37.1

℃47.0

℃3

6C

H-42.07

℃-11.7

℃-6.26

℃3

8i-C

H4

10C

H4

869裂解气的深冷分离温度与相的力分离力（

atm）分离温度

(℃)30～40－966～10-1301.5～3.0-135由

上述数据可分离力高，分离温度

也高；反之分离力

低，分离温度

也低。分离操作力高，

多

耗

功，少耗冷量

；分离力

低，相反。

此外力高，

使精塔釜温度

升高，易引起重分聚合，

并使的相度降

低，增加分离困；低温下相反，塔釜温度

低不易生聚合。相度大，分离容易。两种方法各有利弊，都有采用。工上已有的深冷分离装置以高法

居多。要

将裂解气行高法深冷分离，

必首先将裂解气到30~40

大气。裂解气基

本上是一个程，气体力升高后，温度也上升，后的温度

可由气体方程式

算出。70式中

：T

，

T前后的温度

，

K；12P

，

P前后的力，

大气；12k指数，k=C

/Cpv若将裂解气由

20℃

，

1.05

大气，到36大气，段的

排气温度算如下：取裂解气的指数k=1.228

，得：71由

上式算可，

从入口力1.05

大气，一段到36大气，温度能

升高到293℃

，致二生聚合而生成脂，重

影

响

机的操作，甚至破坏正常生。

故必采用多段，

每段比（

P

/

P

）不

致大。

如果采用五段，每段比2.03

，1

2且每段后的气体都需要行段冷却冷凝，以持低的入口温度，才能

保出口温度不高于

90~100℃

。机采用多段也便于裂解气在段

之化与分离，

例如脱硫、干燥和脱重分

等可以安排在段行。并且多段能省功。5是、段脱重分的一种流程。725流程Ⅰ~Ⅴ--机段数；

1-分离

罐；2-碱洗塔

；3-干燥器

；4-脱丙塔。73三、裂解气的深冷分离法裂解气的深冷分离有三种分离流程：序分离流程、前脱乙流程、前脱丙流程。一

个生流程的

确定要根据原料气成及

其相关品构等因素，从能耗最低的原去考。在里重点序流程。脱酸、脱水、脱炔后裂解气的成：H

CH

C

=

C20C3=

CC40C

C

==C5+0=242344C1C2C3C4序流程（

[123]序流程）前脱乙流程（

[213]流程）前脱丙流程

（

[312]流程）752-11序深冷分离流程1－碱洗塔

；2－干燥塔

；3－脱甲塔

；4－脱乙塔

；5－乙塔

；6－脱丙塔

；7－脱丁塔

；8－丙塔

；9－冷箱

；10－加脱炔反器

；11－油塔76裂解气离

心式机一、二、三段，力

达到10个大气，

送入碱洗塔，脱去

H

S、

CO

等酸性气体。碱洗后的裂解气机的四、五段22力

达到37个大气，冷

却到15℃

，

去干燥器用

3A分子脱水，

使裂解气的露点温度

达到-70℃

左右。干燥后的裂解气一系

列冷却冷凝，在前冷箱中分出富和四

股分。分入脱甲塔的不同塔板

.塔脱

去甲分,釜液

是C2以上分。入脱乙塔，塔出C分，塔釜液C

以上分。23由脱乙塔来的

C分升温，行气相加脱乙炔，在油塔用乙2塔来的分洗

去油，在3A分子干燥，

然后送去乙塔。在乙塔的上部引出度99.9%

的

乙

品。塔釜液乙

分

，

送回裂解炉作裂解原料，塔脱除甲、（在加脱乙炔入，也可在乙塔前置第二脱甲塔，脱

去甲、后再乙塔