乙烯裝置工藝技術(shù)規(guī)程

乙烯裝置工藝技術(shù)規(guī)程1.1裝置概況1.1.1裝置簡(jiǎn)介乙烯裝置用美國(guó)魯姆斯專利技術(shù),本裝置包括兩套工藝單元：即乙烯單元和汽油加氫單元。以丙烷餾分、丁烷餾分、重整液化氣,重整拔頭油、直餾石腦油及不凝氣、粗丙烯為原料,采用五臺(tái)SRT-IVHS型裂解爐和一臺(tái)CBL-II型裂解爐裂解,經(jīng)急冷、壓縮、順序深冷分離等工序年產(chǎn)14萬(wàn)噸/年聚合級(jí)乙烯、6萬(wàn)噸/年聚合級(jí)丙烯及4.8萬(wàn)噸/年加氫汽油,裝置。同時(shí),本裝置還設(shè)有水精制、熱水和污水處理三套輔助裝置。本裝置采用石腦油、拔頭油、LPG、C3、C4餾份為原料,經(jīng)管式裂解爐熱裂解生產(chǎn)乙烯、丙烯、加氫裂解汽油和混合碳四。裂解爐采用五臺(tái)SRT-IV型爐,一臺(tái)CBL-II型爐，按五開一備的模式運(yùn)行。裂解氣急冷采用廢熱鍋爐發(fā)生超高壓蒸汽,急冷油直接噴入急冷器、油洗塔、水洗塔流程。水洗塔的工藝水經(jīng)過(guò)除油以后循環(huán)使用,用來(lái)發(fā)生稀釋蒸汽。這一流程不僅減少含油污水的排放量,同時(shí)節(jié)約鍋爐給水消耗量。裂解氣的分離采用高壓前脫氫低壓脫甲烷,碳二餾份、碳三餾份后加氫流程。裂解氣脫除酸性氣體采用苛性鈉水溶液吸收掉裂解氣中酸性氣體流程。裂解氣脫水采用分子篩吸附法。為得到深冷分離的各級(jí)低溫,采用丙烯一乙烯一甲烷復(fù)疊式制冷流程。其中乙烯制冷和丙烯制冷采用閉式流程,甲烷制冷采用開式流程。脫甲烷塔塔頂氣體吸入甲烷制冷壓縮機(jī),經(jīng)壓縮冷凝后供脫甲烷塔回流。裂解汽油加氫采用魯姆斯公司DPG兩段加氫技術(shù),第一段在低溫下液相加氫，以鈀為催化劑；第二段在高溫下氣相加氫，用鈷一鉬系催化劑。1.1.2.工藝原理1.1.2.1裂解大分子烴類的熱裂解反應(yīng)是十分復(fù)雜的,在一定的溫度和壓力下,烴類的裂解過(guò)程大致如下:石臘烴(直鏈烷烴)幾乎全部都可以發(fā)生斷鏈生成較低分子量的烯烴和烷烴；環(huán)烷烴除發(fā)生開環(huán)裂解生成較低分子量的烯烴和烷烴外還可以發(fā)生脫氫,芳構(gòu)化形成縮合芳香環(huán)化合物;芳環(huán)基本不發(fā)生裂解,只是側(cè)鏈可能由長(zhǎng)鏈變成烴鏈,或者縮合成多環(huán)烴,在更高的溫度下還可以進(jìn)一步變成膠質(zhì)、焦油和焦碳?？傊?裂解反應(yīng)包括一次反應(yīng),即大分子量的烴類分子裂解變成較低分子量的烯烴、烷烴、炔烴、雙烯烴和氫；二次反應(yīng)即在一次反應(yīng)過(guò)程中生成的各種不飽和的中間產(chǎn)物的加氫、脫氫、縮合,進(jìn)一步分解等反應(yīng)。二次反應(yīng)往往是人們不希望發(fā)生的,因?yàn)樗呻p環(huán)烴、多環(huán)烴、稠環(huán)烴、芳烴、炔烴、雙烯烴、膠質(zhì)、焦油、焦碳等物質(zhì),不僅浪費(fèi)了原料,降低了烯烴收率,而且不利于裝置的長(zhǎng)周期安全平穩(wěn)生產(chǎn)。為了減少不必要的二次反應(yīng),裂解反應(yīng)常采用高溫、短停留時(shí)間、低烴分壓。裂解反應(yīng)機(jī)理（自由基反應(yīng)機(jī)理）大致過(guò)程如下:(以乙烷裂解為例)a、第一步乙烷裂解為兩個(gè)甲基自由基C2H6→CH3·+CH3·b、一個(gè)甲基與另一個(gè)乙烷反應(yīng)生成甲烷和乙基自由基CH3·+C2H6→CH4十C2H5·C、乙基自由基分解成乙烯和氫自由基C2H5·→C2H4+H·d、氫自由基再與乙烷反應(yīng)生成氫(分子)和乙基自由基H·+C2H6→H2+C2H5·e、乙基自由基分解產(chǎn)生乙烯和氫自由基C2H5·→C2H4+H·氫自由基(H·)又可以與乙烷反應(yīng)由此不斷進(jìn)行下去。這是我們希望進(jìn)行的主反應(yīng)，也就是一次反應(yīng)。同時(shí)還會(huì)發(fā)生以下的二次反應(yīng):H·+CH·→H2H·+CH3·→CH4H·+C2H5·→C2H6C2H5·+C2H5·→C4H10C2H5·+CH3·→C3H8CH3·+CH3·→C2H6H·+C2H4→C2H6·+H2·C2H3·→+C2H2+H·2H·+C2H4→CH4+C對(duì)于烴類熱裂解的機(jī)理,有許多種假設(shè)。目前以上述自由基鏈?zhǔn)椒磻?yīng)機(jī)理來(lái)定性地描述烴類裂解的過(guò)程較常用。1.1.2.2分離裂解氣是氫和多種烴類的混合氣體。當(dāng)它離開反應(yīng)器一裂解爐以后就被降溫和分離。首先是在冷凝系統(tǒng)中分離出裂解燃料油、裂解柴油、裂解汽油和大部分的水份；然后再在分離工序進(jìn)一步分離出乙烯、丙烯、氫氣和碳四餾份。裂解氣的分離主要采用精餾法來(lái)完成,同時(shí)采用化學(xué)反應(yīng)方法除去雜質(zhì)乙炔、丙二烯、丙炔、一氧化碳及酸性氣體(H2SC02)等雜質(zhì)；用分子篩吸附法除去裂解氣、氫氣、碳二餾份和碳三餾份中的水份。1.1.2.2.1精餾本裝置的精餾主要采用篩板塔、浮伐塔、填料塔及常規(guī)蒸餾進(jìn)入精餾部分的裂解氣主要由氫、C1～C5的各種烴類混合組成,由于在同一溫度下各餾份的揮發(fā)度不相同,在氣液兩相平衡時(shí),揮發(fā)度大的餾份在氣相中的濃度也越大。在液相中的濃度就越小。所以將混合液體控制在泡點(diǎn)溫度部分蒸發(fā)時(shí),得到氣體中低沸點(diǎn)餾份的濃度相對(duì)于較高沸點(diǎn)餾份在氣相中的濃度高。在液相中正好相反,沸點(diǎn)高的餾份的濃度比沸點(diǎn)低的餾份的濃度高。于是,將第一次蒸餾所得到氣相部分冷凝以后再進(jìn)行第二次部分蒸發(fā)。這次得到的氣相中較低沸點(diǎn)的餾份的濃度就更進(jìn)一步被提高,如此繼續(xù)進(jìn)行下去,最終氣相中低沸點(diǎn)餾份的濃度就會(huì)達(dá)到人們希望的某一值。同理,將第一次蒸餾得到的液體再進(jìn)行第二次部分蒸發(fā),余下的液相中較高沸點(diǎn)的餾份的濃度將比第一次所得液相中該餾份的濃度更高,繼續(xù)進(jìn)行下去,最終剩余液體中的較高沸點(diǎn)餾份的濃度也會(huì)達(dá)到人們所希望的某一值。上述精餾過(guò)程串聯(lián)起來(lái),經(jīng)過(guò)整理便形成了精餾塔,塔內(nèi)每塊塔板起一個(gè)蒸餾釜的作用?；旌衔锪厦客ㄟ^(guò)一塊塔板都發(fā)生了塔板上液體的部分蒸發(fā)(較低沸點(diǎn)部分)和上升氣體中的部分氣體冷凝(較高沸點(diǎn)部分)。結(jié)果使上升氣體中的較低沸點(diǎn)餾份的濃度越來(lái)越高,到塔頂冷凝器以后達(dá)到最高,而下降液體中較高沸點(diǎn)餾份的濃度也越來(lái)越高,塔釜中最高。為了實(shí)現(xiàn)塔板上的部分蒸發(fā)和部分冷凝同時(shí)進(jìn)行,提高塔板效率,必須供給部分蒸發(fā)時(shí)所需的熱量和部分冷凝時(shí)所需的冷量,這就是精餾塔必須有回流和再沸器的原因。各塔板回流液中較低沸點(diǎn)的餾份蒸發(fā)時(shí)吸收上升氣中較高沸點(diǎn)餾份的熱量,使其冷凝。塔釜液在再沸器內(nèi)加熱以后蒸發(fā)出的氣體就把熱量傳給塔板上的液體放出熱量后冷卻回到下降液體中,各塔板上液體中較低沸點(diǎn)的餾份得到熱量后蒸發(fā)進(jìn)入更上一塊塔板,于是熱能從塔釜向塔頂傳遞,在熱傳遞的過(guò)程中同時(shí)完成了質(zhì)的交換。1.1.2.2.2裂解氣干燥裂解氣在進(jìn)行深冷分離之前必須徹底脫水,本裝置采用了3AO分子篩選擇吸附的方法從裂解氣中除去水份3AO型分子篩孔徑不大于3AO并具有憎烴親水的特點(diǎn)在裂解氣與水的混合氣體中它優(yōu)先吸附水。所吸附的水在適當(dāng)加熱以后又能解吸,脫附后的分子篩又可以在較低溫度下吸附水份。1.1.2.2.3乙炔加氫乙烯與乙炔的相對(duì)揮發(fā)度幾乎等于1,很難用精餾方法使它們分離開來(lái),本裝置的聚合級(jí)乙烯產(chǎn)品中的乙炔必須除去才能滿足聚乙烯裝置的需要。故采用化學(xué)反應(yīng)的方法將乙炔除掉。在本裝置中除去乙炔采用鈀催化劑作用下乙烯/乙烷餾份中的乙炔選擇加氫生成乙烯的方法。用此方法不僅能將乙炔降低到5μG/G以下而且還能將乙炔轉(zhuǎn)化為乙烯,提高乙烯收率，其反應(yīng)如下:主反應(yīng)C2H2+H2→C2H4+174.75kJ/molC2H2+2H2→C2H6+311.67kJ/mol副反應(yīng)HnC2H2+mC2H4→低聚物（綠油）+反應(yīng)熱C2H4+H2→C2H6+136.93kJ/mol3C2H4→2C2H6+2C+109kJ/molC2H4→CH4+C+127kJ/molC2H4→2C+2H2+52kJ/mol乙炔加氫反應(yīng)主要分三步進(jìn)行第一步乙炔（C2H2）和氫（H2）擴(kuò)散到催化劑表面并在活性中心(Pd)上吸附一個(gè)C2H2或一個(gè)H2。第二步在活性中心上吸附的C2H2再吸附一個(gè)H2進(jìn)行加成反應(yīng),或活性中心上吸附的H2再吸附一個(gè)C2H2進(jìn)行加成反應(yīng),生成乙烯。第三步脫附。由于乙烯在活性中心上的被吸附能力遠(yuǎn)比C2H2小,一旦C2H2轉(zhuǎn)化成C2H4,便很炔被脫附,不能及時(shí)脫附的還有可能進(jìn)一步加氫生成乙烷然后再脫附。活性中心馬上開始下一個(gè)C2H2加氫的反應(yīng)。當(dāng)活性中心上吸附了乙烯(C2H4)和氫（H2）以后也進(jìn)行加氫反應(yīng),生成乙烷。當(dāng)溫度高時(shí)氫氣被吸附的能力變?nèi)?或者氫氣不足時(shí),活性中心上可以同時(shí)吸附幾個(gè)C2H4分子，這時(shí)發(fā)生聚合反應(yīng),生成乙炔低聚物(綠油)。從以上反應(yīng)過(guò)程可以看出,乙炔加氫要求催化劑對(duì)乙炔加氫的選擇性要好。對(duì)乙烯的吸附能力要低,以便乙烯生成后很快脫附,減少乙烯不能及時(shí)脫附被進(jìn)一步加氫生成乙烷的機(jī)會(huì),減少乙烯被加氫造成的損失。1.1.2.2.4甲基乙炔（MA）和丙二烯（PD）加氫由于甲基乙炔和丙二烯與丙烯的相對(duì)揮發(fā)度也接近1,用精餾方法將它們與丙烯分離也比較困難，需要塔板數(shù)很多。并且要求達(dá)到丙二烯、甲基乙炔的含量低到5μg/g以下。若用精餾方法除去丙二烯、甲基乙炔，丙烷餾份中損失的丙烯很多,同時(shí)為了安全,降低丙二烯、甲基乙炔在丙烷餾份中的濃度,使其濃度在30%以下,也要損失丙烯。因此本裝置中除去甲基乙炔,丙二烯是采用鈀催化劑作用下選擇加氫的方法。此法可以克服精餾法脫除甲基乙炔和丙二烯的方法的缺點(diǎn),同時(shí)可以增加丙烯的產(chǎn)量。其反應(yīng)如下:主反應(yīng)PdC3H4+H2→C3H6PdC3H4+2H2→C3H6主要副反應(yīng)C3H6+H2→C3H8其反應(yīng)機(jī)理與乙炔加氫反應(yīng)機(jī)理類同從略。1.1.2.2.5氫氣甲烷化氫氣中的一氧化碳對(duì)本裝置幾種加氫用鈀催化劑都是毒物，在作為加氫的原料氫氣中必須將它徹底除去。采用的方法是在鎳催化劑作用下,將氫氣中的一氧化碳轉(zhuǎn)化為甲烷,其反應(yīng)如下:NiCO+3H2→CH4+H2O1.1.2.2.6裂解氣脫酸性氣體裂解氣中含有酸性氣體H2S和C02,用苛性鈉水溶液洗滌,除去H2S和C02。堿液吸收H2S和C02的反應(yīng)如下：C02+NaOH→Na2CO3+H2OH2S+2NaOH→Na2S+2H2O1.1.2.3裂解汽油加氫裂解汽油中含有雙烯烴和烯烴,本裝置用兩段加氫將它們先后除去,得到芳烴抽提原料油。第一段裂解汽油加氫采用鈀催化劑選擇加氫除去其中的雙烯烴和部分烯烴；第二段裂解汽油加氫采用鈷一鉬催化劑將其余的不飽合烴及含硫、氮、氧的有機(jī)化學(xué)物全部加氫除去。其反應(yīng)機(jī)理與乙炔加氫反應(yīng)機(jī)理類同,從略。第一段裂解汽油加氫反應(yīng)式PdCnH2n-2+H2→CnH2nPdCnH2n-2+2H2→CnH2n+2第二段裂解汽油加氫反應(yīng)式:Co-MoCnH2n+H2→CnH2n+2Co-Mo含硫有機(jī)物+H2→H2S+正烷烴Co-Mo含氮有機(jī)物+H2→NH3+正烷烴Co-Mo含氧有機(jī)物+H2→H2O+正烷烴1.1.2.4制冷本裝置所用的甲烷制冷,乙烯制冷、丙烯制冷都是利用液態(tài)物質(zhì)的沸點(diǎn)隨液體表面上氣體壓力的增加而升高這一性質(zhì)來(lái)實(shí)現(xiàn)的,即是將液態(tài)物質(zhì)控制在不同的壓力下沸騰蒸發(fā),就可以得到不同的沸點(diǎn)溫度,并且由于液體在沸騰蒸發(fā)時(shí)總需吸收大量熱量作為蒸發(fā)熱,所以將需冷卻的物質(zhì)與它換熱就能被冷卻。當(dāng)壓力一定時(shí),液體的蒸發(fā)溫度也保持一定,供給熱能的多少只能改變液體的蒸發(fā)量而不改變蒸發(fā)溫度。要改變蒸發(fā)溫度必須改變蒸發(fā)壓力。在甲烷制冷、乙烯制冷、丙烯制冷過(guò)程中控制它們液態(tài)表面上各種不同的蒸發(fā)壓力就得到了各種不同的冷凍級(jí)位,蒸發(fā)出的氣體在壓力控制下排出換熱器,為了循環(huán)使用它必須用壓縮機(jī)來(lái)提高它壓力,然后在較高的壓力和溫度下用較低品位的冷劑將它冷凝。得到的液態(tài)冷劑再送到蒸發(fā)器去蒸發(fā)制冷,循環(huán)使用。在工程上某種物質(zhì)作冷媒時(shí)所得到的最低溫度一般指它在常壓下蒸發(fā)的溫度,雖然可以在真空下蒸發(fā)得到更低的溫度,由于安全要求有機(jī)物作冷媒時(shí)不采用真空操作,以免空氣漏入造成危險(xiǎn)。因此在工程上甲烷制冷的最低溫度只能達(dá)-47.7℃。另一方面,甲烷臨界溫度為-82.1℃,乙烯臨界溫度9.9℃,丙烯臨界溫度為91.9℃。因此在本裝置內(nèi)為了得到液態(tài)甲烷只能用液態(tài)乙烯為它的冷劑；為了得到液態(tài)乙烯只能用液態(tài)丙烯作它的冷劑；為了得到液態(tài)丙烯可以用水作它的冷劑。利用本裝置自身的產(chǎn)品組成了丙烯一乙烯一甲烷復(fù)疊式制冷系統(tǒng)。1.1.3工藝流程說(shuō)明1.1.3.1原料的預(yù)處理來(lái)自界區(qū)外的C4+拔頭油和石腦油物料熱交換器EA-181（C4+TOP）、EA-182（NAP）加熱到60℃進(jìn)入裂解爐。1.1.3.2原料的靈活性氣態(tài)原料，即乙烷、丙烷和液化氣能在三臺(tái)裂解爐中裂解。對(duì)于工況1、2、3、4裂解生產(chǎn)操作組態(tài)概括如下：操作爐/爐管數(shù)目每組原料連接的管數(shù)物料工況1工況2工況3工況4乙烷…1112丙烷3…3…3乙烷/丙烷22…13乙烷/液化氣……223丙烷/液化氣22……3C4+拔頭油98993石腦油…2573爐管數(shù)161620205裂解爐數(shù)445551.1.3.3裂解和急冷提供5臺(tái)SRT-IVHS裂解爐及1臺(tái)CBL-Ⅱ型爐,5臺(tái)裂解爐為正常操作,一臺(tái)作為備用。在清焦期間備用爐可以連續(xù)進(jìn)行操作以達(dá)到最大生產(chǎn)能力。來(lái)自于罐區(qū)的液體物料加熱到60℃進(jìn)入裂解爐。循環(huán)乙烷在進(jìn)入裂解爐之前,在冷箱中被丙烯冷劑EA-321再次加熱,循環(huán)丙烷先被丙烯冷劑汽化,接著和來(lái)自界區(qū)外的被裂解氣汽化和EA-238的新鮮丙烷相混合,作為裂解爐的原料。來(lái)自界區(qū)外的新鮮液化氣在進(jìn)入裂解爐之前用EA-117低壓蒸汽汽化.以SRT-IVHS爐為例,到所有裂解爐的每根爐管的烴進(jìn)料都有流量控制,烴首先在對(duì)流段的最上部盤管中預(yù)熱,再注入稀釋蒸汽,然后烴與稀釋蒸汽的混合物在進(jìn)入輻射段爐管(發(fā)生裂解反應(yīng)的地方)之前返回對(duì)流段進(jìn)一步預(yù)熱,每個(gè)爐子中的四根輻射段爐管的出口在爐膛內(nèi)成對(duì)地合并,送到每臺(tái)爐的兩臺(tái)廢熱鍋爐(TLE)中,控制出口溫度:820℃～880℃,每臺(tái)爐的兩臺(tái)廢熱鍋爐通過(guò)熱虹吸系統(tǒng)與每臺(tái)爐共用的一臺(tái)汽包相連,發(fā)生126kg/cm2.G的蒸氣,到每個(gè)汽包的鍋爐給水用急冷油(來(lái)自EA-138換熱器)和對(duì)流段煙道氣預(yù)熱在TLE中發(fā)生蒸汽。然后在裂解爐的對(duì)流段過(guò)熱器盤管中過(guò)熱到525℃，用鍋爐給水注入到部分過(guò)熱蒸汽中的方法控制過(guò)熱器出口的溫度。減溫后,蒸汽返回對(duì)流段最后過(guò)熱到預(yù)期的溫度。設(shè)計(jì)的裂解爐總的熱效率約為95%,對(duì)于所有裂解爐的燃料燃燒系統(tǒng)都設(shè)計(jì)為底部和側(cè)壁燒咀既能燒富氫燃料氣,也能燒富甲烷燃料氣。正常情況下氣體燃料是氫氣－甲烷混合物,底部燒咀提供爐子所需總熱量的60%,余下的熱量由側(cè)壁燒咀來(lái)提供。來(lái)自TLE的裂解爐流出氣體匯集到輸送線的總管中,用油急冷后送到汽油分餾塔(DA-101)。在汽油分餾塔DA-101,裂解氣被進(jìn)一步冷卻,裂解燃料油產(chǎn)品在汽油分餾塔的底部和側(cè)線采出,從裂解氣中回收的熱量首先通過(guò)急冷油系統(tǒng),EA-124被用來(lái)發(fā)生稀釋蒸汽。分餾塔用在急冷塔DA-104和壓縮系統(tǒng)中冷凝液的裂解汽油做為回流.DA-104頂溫39℃,釜溫85℃.汽油分餾部分包括一個(gè)起粘度控制作用的燃料油汽提塔DA-103,以使循環(huán)急冷油的粘度保持在適當(dāng)?shù)姆秶鷥?nèi)。通過(guò)蒸汽汽提燃料油汽提塔中燃料油的中間餾分,然后將這些餾分返回到汽油分餾塔中來(lái)實(shí)現(xiàn)這一目的,這種方法可使循環(huán)急冷油富含中間餾分,因此可保持低粘度、離沸點(diǎn).汽油分餾塔塔底設(shè)計(jì)的正常操作溫度為185℃,塔頂98℃～110℃。燃料油汽提塔塔底物料同汽油分餾塔側(cè)線采出的多余的裂解柴油相混合,在EA-121中用急冷水冷卻,做為裂解燃料油產(chǎn)品送至界區(qū)。從汽油分餾塔側(cè)線采出裂解柴油和C9-200℃餾分,分別在EA-757、EA－767用急冷水冷卻。然后送到燃料油系統(tǒng)FB－752。汽油分餾塔塔頂物料進(jìn)入急冷塔,與循環(huán)水直接逆流接觸進(jìn)行冷卻和部分冷凝。急冷塔的熱的循環(huán)水提供給工藝過(guò)程低值熱源,即FA-207凝液加熱器,裂解氣加熱器EA-206、脫乙烷塔再沸器EA-407、脫丙烷塔側(cè)線再沸器EA-417,丙烯精餾塔主和側(cè)再沸器EA-430和EA-425和甲烷汽提塔再沸器EA-421。急冷水EA-130A/B,EA-131A、B、C冷卻水進(jìn)一步冷卻,急冷塔塔頂物料送至裂解氣壓縮機(jī)GB-201。汽油在急冷塔內(nèi)冷凝,在塔底與循環(huán)急冷水和冷凝水相分離與部分烴凝液返回到汽油分餾塔做回流,余下部分一粗裂解汽油經(jīng)EA415冷卻被送到貯罐用作裂解汽油加氫的原料。1.1.3.4工藝水汽提和稀釋蒸汽發(fā)生來(lái)自急冷系統(tǒng)的被冷凝的稀釋蒸汽在EA-132中被二次加熱并送到工藝水汽提塔DA-105。在那兒用再沸器EA-133中發(fā)生的蒸汽汽提,以脫除酸性氣體和易揮發(fā)的烴類。來(lái)自工藝水汽提塔的塔頂氣相在回急冷塔之前用EA-132冷卻,液相用急冷油在稀釋蒸汽發(fā)生器中汽化,在DS分離罐FA-115中分離發(fā)生的蒸汽在EA-128中用中壓蒸汽過(guò)熱,再重返裂解爐中(BA→101～BA-106)用作稀釋蒸汽。1.1.3.5裂解氣壓縮、堿洗、裂解氣干燥和凝液汽提急冷塔塔頂餾出物在五段離心式壓縮機(jī)中從0.31kg/cm2.G壓縮到37kg/cm2.G,在EA-203A/B、EA-204A/B、EA-205A/B、EA-207、EA-208、EA-209、EA-210中段間冷卻至大約為39℃,第五段用汽化來(lái)至界區(qū)的新鮮丙烷物料進(jìn)一步冷卻。在一、二段間有一汽油汽提塔,將二段中的大部分輕組份汽提出來(lái)送至一段吸入罐,余下的重組份送至FB861.在三段和四段間,裂解氣通過(guò)DA-203堿洗處理以除去在裂解爐中產(chǎn)生的酸性氣體。來(lái)自堿洗塔中的廢堿用汽油洗滌后,送到儲(chǔ)罐及由日本設(shè)計(jì)的廢堿處理單元。第五段排放物由EA-208被水冷卻,用脫乙烷塔進(jìn)料換熱器EA-210及開工冷卻器EA-209(以丙烯冷劑做補(bǔ)充),然后在分子篩床層上干燥,提供兩個(gè)干燥器FF-201A/B,當(dāng)一個(gè)干燥器進(jìn)行循環(huán)再生時(shí)另一個(gè)干燥器在流程上使用。干燥器用甲烷氣再生。干燥后的裂解氣在15℃時(shí)被送到苯洗塔DA-204脫除苯,以防止苯在激冷操作溫度下凍結(jié)。苯洗塔的回流液在EA-220用脫乙烷塔進(jìn)料及EA-211(以丙烯冷劑補(bǔ)充)冷凝塔底物料被泵GA-213A/B送到干燥器進(jìn)料器EA-211加熱,同液態(tài)烴一起在干燥器進(jìn)料分離罐FA-207被分離。大部分的輕烴被閃蒸掉,剩下的液體同壓縮機(jī)五段出口來(lái)的烴一起被送到凝液汽提塔DA-202,頂溫應(yīng)保持在26.5℃～30.5℃,底溫保持在63.4℃～75.9℃,在汽提塔中通過(guò)蒸汽加熱再沸器EA-212A/B加熱汽提出液體中的乙烷和輕組份。汽提出的氣體循環(huán)返回四段吸入罐FA-205,塔底物料被送回2#脫丙烷塔DA-409(低壓)按這種方法將凝液汽提塔塔釜物料送至脫丙烷塔DA-409以限制壓縮機(jī)循環(huán)系統(tǒng)中重組份(主要是C3混合物)達(dá)最小量。來(lái)自壓縮機(jī)第五段吸入罐FA-206的凝液被送回四段吸入罐FA-205,第四段吸入罐的凝液送回第三段吸入罐FA-204,依此類推則被冷凝的液體(烴和水)排回第二段吸入罐FA-202,在這個(gè)罐中,被冷凝下來(lái)的烴和水送至FA-251,在此把液態(tài)烴和水分離開。液態(tài)烴送到汽油汽提塔DA-201做回流,冷凝水送至FA-201用泵GA-207A/B送往DA-104。通過(guò)在壓縮機(jī)各段吸入口噴入洗油來(lái)控制壓縮機(jī)的結(jié)垢。汽化新鮮丙烷使五段吸入口冷卻,以減少第五段的結(jié)垢。1.1.3.6裂解氣激冷來(lái)自苯洗塔回流罐FA-208的裂解氣通過(guò)與工藝物料和機(jī)械制冷冷劑交換熱量,經(jīng)過(guò)EA-446、EA-404、EA-315、EA-306、EA-307、EA-310、EA-319、EA-311,被逐步冷卻到大約-72℃。收集到脫甲烷塔1#分離罐FA-304的凝液在自身?yè)Q熱后,分成兩股物料送到脫甲烷塔DA301.來(lái)自1#分離罐的裂解氣通過(guò)與尾氣和最冷級(jí)乙烯冷劑(EA-312X、EA-313)換熱至冷到-101℃,在2#分離罐FA-305中形成的凝液被直接送到脫甲烷塔DA-301。氣體在冷箱EA-309X中與脫甲烷塔塔頂物料和回流物料、氫氣、甲烷尾氣、換熱和汽化部分液態(tài)甲烷進(jìn)行冷卻,然后送至第3#分離罐FA-306。來(lái)自這個(gè)罐的液體在部分汽化后,被直接送到脫甲烷塔DA-301。從這個(gè)罐中得到最冷級(jí)脫甲烷塔進(jìn)料。尾氣中的氧氣純度大約為70%(mOL)。氫氣在一個(gè)絕熱的焦耳——湯姆森交換系統(tǒng)EA-408X、EA-308X、EA-309X、EA-312X、EA-314X、EA-316X、EA-321X中進(jìn)行,這個(gè)系統(tǒng)所需的冷量是液態(tài)甲烷被低壓汽化提供的。焦耳—湯姆森膨脹系統(tǒng)產(chǎn)生富甲烷液體物流,其在燃料氣壓力下汽化和被重新加熱而提供冷量。因此而產(chǎn)生95%(mOL)的富氫氣體。氫氣物料被二次加熱,經(jīng)過(guò)DC-301保持進(jìn)料溫度288℃、出料313℃,催化甲烷化,氫氣然后在分子篩干燥系統(tǒng)FF-301A/B溫度為15℃、入口壓力31.3kg/Cm2.G,產(chǎn)生的用于脫砷單元DC-101、DC-102,乙炔轉(zhuǎn)化器DC-401A/B、MAPD轉(zhuǎn)化器DC420A/B·C、汽油加氫單元DPG、丁烯裝置和輸出。少部分用于輸出的氫氣用隔膜壓縮機(jī)壓縮到51kg/Cm2.G,用于聚乙烯和聚丙烯裝置。1.1.3.7脫甲烷塔DA-301來(lái)自裂解氣激冷系統(tǒng)的凝液被送到脫甲烷塔DA-301的適宜的塔盤上。此塔在足夠高的壓力下進(jìn)行操作,以滿足其塔頂產(chǎn)生的甲烷產(chǎn)品,在送到燃料系統(tǒng)之前先用于干燥器再生的要求?？刂扑敎?134℃,釜溫為54℃。脫甲烷塔的側(cè)線和塔底的再沸器都用裂解氣進(jìn)行加熱(在EA-319、EA-317)塔底產(chǎn)品首先用乙烯和丙烯冷劑在EA-314X、EA-316X中進(jìn)行二次加熱,然后分成兩股物流。一股物流作為液體直接送到脫乙烷塔DA-401；另一股物流經(jīng)苯洗塔頂物料和裂解進(jìn)一步預(yù)熱汽化后(在EA-220、EA-210中)也被送到脫乙烷塔DA-401。脫甲烷塔DA-301塔頂經(jīng)過(guò)冷陷過(guò)熱進(jìn)入甲烷壓縮機(jī)壓縮，出口氣體在激冷系統(tǒng)中經(jīng)過(guò)自身?yè)Q熱和最冷級(jí)乙烯冷劑中冷卻,所得的凝液作為回流。提供兩臺(tái)往復(fù)式壓縮機(jī)GB-302A/B一臺(tái)供正常操作使用，一臺(tái)用于備用。脫甲烷塔頂物料經(jīng)激冷系統(tǒng)再次加熱(EA-214)用干燥器再生然后被送往燃料氣系統(tǒng)。1.1.3.8脫乙烷(DA-401)、乙炔加氫和乙烯精餾脫甲烷塔塔底物料象上面所解釋的那樣,分成兩股物流進(jìn)入脫乙烷塔,脫乙烷塔是在EA-406中由丙烯冷劑冷凝的塔頂蒸汽做為回流,正常時(shí)提供一臺(tái)急冷水再沸器EA-407,另外提供一個(gè)用低壓蒸汽加熱的再沸器EA-401、DA-401壓力控制在24kg/Cm2.G、釜溫65.6℃。在帶有中間冷卻的三床層乙炔轉(zhuǎn)化器DC-401中,用選擇加氫方式從脫乙烷塔DA-401塔頂產(chǎn)品中脫除乙炔生成乙烯和乙烷,提供一臺(tái)備用的轉(zhuǎn)化器和中間冷卻器,以便在不間斷連續(xù)操作的條件下進(jìn)行催化劑的再生(用過(guò)熱蒸汽和空氣的混合氣再生)。將所需要的氫氣加入到脫乙烷塔塔頂物料中,然后整個(gè)物流通過(guò)與乙炔轉(zhuǎn)化器EA-437A/B出料和低壓蒸汽EA-438換熱進(jìn)行預(yù)熱。通過(guò)第一個(gè)催化劑床層,進(jìn)料35℃～80℃,出料91℃～150℃溫升與進(jìn)料中的氫氣百分含量成正比。提供一個(gè)安全監(jiān)視器,以便在反應(yīng)器溫度過(guò)高時(shí)切斷氫氣。第一床層的出料被冷卻器EA-443A/B冷卻進(jìn)入綠油分離罐脫出綠油再同更多的氫氣混合,然后通過(guò)第二個(gè)催化劑床層,進(jìn)料35℃～93℃,出料47℃～127℃,第二個(gè)床層的出料被EA443C/D冷卻再同適當(dāng)量的氫氣混合進(jìn)入第三個(gè)催化劑床層,第三個(gè)床層的出料含有1μg/g的乙炔,同EA-444冷卻水和轉(zhuǎn)化器EA437A/B進(jìn)料進(jìn)行換熱冷卻。在加氫過(guò)程中,一小部分乙炔轉(zhuǎn)化成叫綠油的聚合物,這種物質(zhì)妨礙乙烯分餾塔進(jìn)料的正常干燥,這種干燥必須避免結(jié)冰。在綠油吸收罐FA-408中,通過(guò)罐中氣體與從乙烯精餾塔側(cè)線采出的乙烯/乙烷液態(tài)物流相接觸,脫除綠油?？刂凭G油罐溫度-28℃～-26℃,綠油吸收罐底含有綠油的液體被循環(huán)送到脫乙烷塔DA-401,所含有的綠油同脫乙烷塔塔底物料一起被送到脫丙烷塔DA-404,最后留在粗裂解汽油中。從綠油罐的罐頂出來(lái)的氣體經(jīng)過(guò)一個(gè)用分子篩干燥的乙烯干燥器FF-401,到乙烯精餾塔DA-402。乙烯精餾塔有兩個(gè)塔底再沸器EA-403、EA-404和一個(gè)側(cè)線再沸器EA-603,可以最大限制地回收這個(gè)塔的冷量。塔頂溫為-34.7℃、釜溫為-11.2℃、壓力17.5kg/cm2.G(釜)。排放氣體中主要是來(lái)自乙炔轉(zhuǎn)化器的過(guò)量氫氣。被循環(huán)到裂解氣壓縮機(jī)。提供一個(gè)排放氣冷凝器EA-436,以使循環(huán)物流的乙烯含量減至最小。乙烷從乙烯精餾塔底部被分離,用裂解氣在EA-306、EA-316X、EA-321X中汽化,在冷箱中用丙烯冷劑再加熱,循環(huán)回裂解爐。從塔的側(cè)線采出的液態(tài)乙烯產(chǎn)品被直接送到儲(chǔ)罐FB-801A/C.用輸送泵從此罐中采出產(chǎn)品。液態(tài)乙烯產(chǎn)品經(jīng)裂解氣(EA-446)、丙烯冷劑(EA-445)二次加熱,在被作為產(chǎn)品送到界區(qū)之前汽相(EA-321X)過(guò)熱。還提供一個(gè)等量的備用的乙烯產(chǎn)品蒸汽加熱器EA-447。1.1.3.9脫丙烷塔(DA-404、DA409)和脫丁烷塔(DA-405)這部分的目的是從脫乙烷塔塔底和凝液汽提塔塔底的物料中分離C3組分及從剩余的汽油組份中回收混合C4餾分。凝液汽提塔DA-202塔底和脫乙烷塔DA-401塔底物料是脫丙烷塔DA-404、DA-409的主進(jìn)料。脫丙烷塔系統(tǒng)為雙塔系統(tǒng)。雙塔在不同的壓力下操作。含有所產(chǎn)生的大部分C3餾分的脫乙烷塔(DA-401)塔底物料被送到1#脫丙烷塔DA-404.這個(gè)塔的操作壓力15.3kg/cm2.G,可使塔底蒸汽用冷卻水全部冷凝。側(cè)線再沸器EA-417的熱量由急冷水提供,塔底再沸器EA-410熱量由低壓蒸汽提供。1#脫丙烷塔塔底含有的C3組分保持足夠的低溫,以防止過(guò)多的結(jié)垢。純凈的塔頂產(chǎn)品用泵送到MAPD轉(zhuǎn)化系統(tǒng)DC-402A/C。釜溫控制在78℃,頂溫40℃。來(lái)自1#脫丙烷塔塔底的物料被送到2#脫丙烷塔DA-409,來(lái)自凝液汽提塔DA-202塔底的物料也被送到這個(gè)塔用于回收C3組分。2#脫丙烷塔塔頂汽化物在EA-427被冷卻水和在EA-431用丙烯冷凝劑冷凝。壓力6.lkg/cm2·G,再沸器EA-432A/B所需熱量由低壓蒸汽提供。2#脫丙烷塔在低壓下操作使塔釜的結(jié)垢達(dá)到最小,2#的頂溫42℃、釜溫79℃。來(lái)自2#脫丙烷塔塔頂?shù)囊合喈a(chǎn)品被1#脫丙烷塔塔釜物料在EA433AB中預(yù)熱(然后返回到1#脫丙烷塔塔底段),來(lái)自2#脫丙烷塔塔底的物料,含有C4和重組分,被送到脫丁烷塔DA-405。脫丁烷塔用冷卻水在EA-414中冷凝,用低壓蒸汽在EA-413中再沸。脫丁烷的含有混合C4液態(tài)產(chǎn)品的純塔頂物料被送到儲(chǔ)罐FB-805A/B。塔底物料同來(lái)自急冷塔的粗汽油相混合,冷卻后做為未處理的裂解汽油產(chǎn)品送到裂解汽油加氫單元。DA-405壓力4.35kg/cm2G、頂溫45℃、釜溫116℃。1.1.3.10丙炔、丙二烯加氫和丙烯精餾在這個(gè)部分,C3物流中的MAPD在一個(gè)兩床層的IFP系統(tǒng)中進(jìn)行選擇性加氫,生成丙烷和丙烯。這個(gè)部分還包括汽提多余的未反應(yīng)的氫氣和甲烷的設(shè)施。純脫丙烷塔塔頂液體通過(guò)分子篩干燥器以保證脫除殘留的水垢,被泵送到MAPD轉(zhuǎn)化系統(tǒng)。MAPD轉(zhuǎn)化器系統(tǒng)包括三個(gè)容器DC-402A/C。兩個(gè)用于正常操作,一個(gè)備用。按這種方式,在反應(yīng)器再生時(shí)可不中斷正常操作。MAPD物料同氫氣混合,溫度36℃,通過(guò)第一段催化劑床層,來(lái)自第一段的出料由53℃被冷卻至38℃,同更多的氫氣混合,通過(guò)第二段催化劑床層,出料溫度57℃,含有不足5μg/g的MAPD,最終在丙烯精餾塔DA-410、DA-411塔底將其脫除,由于MAPD濃度關(guān)系,一些第一段的被冷卻的出料被循環(huán)回到第一段以降低這段反應(yīng)器的溫升。來(lái)自第二段的純凈出料送到甲烷汽提塔DA-407,在此汽提出多余的氫氣和甲烷。頂溫55℃,釜溫58℃,壓力22.6Kg/cm2·G。汽提塔塔頂物料用冷卻水在EA422中冷凝送到回流罐。此罐罐頂出料被回收到裂解氣壓縮機(jī),汽提塔塔底物料被直接送到丙烯精餾塔DA-410、DA-411。丙烯精餾塔采用雙塔系統(tǒng),便于設(shè)備維修和操作。丙烯精餾塔把進(jìn)料分離成聚合級(jí)丙烯蒸餾產(chǎn)品和塔底丙烷循環(huán)物流,選擇的塔的壓力18.4kg/Cm2.G,使得回流物料可以用冷卻水在EA424中冷凝。精餾塔再沸器的熱量是由循環(huán)急冷水EA-425或EA-430(低壓蒸汽)提供的。聚合級(jí)丙烯作為塔頂產(chǎn)品被泵GA-410A/B送到產(chǎn)品罐,丙烯作為塔底產(chǎn)品被循環(huán)回裂解爐。DA-410塔釜溫度為52℃,塔頂溫度44.5℃。DA-411的釜溫度為56℃,頂溫50℃。1.1.3.11丙烯制冷丙烯制冷系統(tǒng)是一個(gè)用蒸汽透平驅(qū)動(dòng)的離心壓縮機(jī)GB-501的四段閉路系統(tǒng)。此系統(tǒng)提供四個(gè)制冷級(jí)位：-40℃、-24℃、-7℃和15℃。壓縮機(jī)出口排氣在EA-501中用冷卻水冷凝。冷卻水冷卻之前用空冷器降溫。1.1.3.12乙烯制冷乙烯制冷系統(tǒng)提供三個(gè)冷級(jí):-101℃,-75℃和-63℃。這是一個(gè)三段閉路系統(tǒng)。使用蒸汽透平驅(qū)動(dòng)的離心式壓縮機(jī)GB-601。壓縮機(jī)的排氣首先用冷卻水在EA-601中冷卻,用丙烯冷劑在EA-602部分脫過(guò)熱。出口氣通過(guò)向乙烯精餾塔中沸器EA-603提供熱量被進(jìn)一步脫過(guò)熱和冷凝。提供一臺(tái)使用丙烯冷劑的開工冷凝器EA-605作為備用。1.1.3.13廢堿處理單元來(lái)自堿洗塔的廢堿首先在FA-237中用汽油洗滌,然后貯存在貯罐FB232中,再送進(jìn)氧化反應(yīng)器。在氧化反應(yīng)器中,廢堿同空氣混合,廢堿中的硫化鈉在此反應(yīng)器中,在高的壓力(大約3OKg/Cm2.G)和溫度(180℃)下,通過(guò)如下的放熱反應(yīng)而被氧化Na2S+2Ｏ2=Na2S04為了維持反應(yīng)溫度,反應(yīng)器被通入高壓蒸汽以增加反應(yīng)熱量。來(lái)自反應(yīng)器頂?shù)姆磻?yīng)完的出料被引入洗滌塔DA236,在塔中富氮惰性氣體放空,塔底液體用泵送出并用冷卻水在EA-237中冷卻。一部分送去作進(jìn)一步處理、余下的被循環(huán)回廢堿洗滌塔塔頂。1.1.3.14裂解汽油加氫單元(DPG單元)從C5～200℃裂解汽油中分離出C5餾分,C9～200℃組份,剩下的C6～C8組份,在使用魯姆斯的一段和二段DPG工藝的裂解汽油加氫單元中被加氫。精餾二段液相產(chǎn)品以生產(chǎn)C6～C8產(chǎn)品供石油三廠作為芳烴抽提原料。1.1.3.14.1脫戊烷塔、脫壬烷塔來(lái)自界區(qū)外的粗裂解汽油送到脫戊烷塔H-DA-751,在那里C5和較輕組分作為塔頂產(chǎn)品被脫除。來(lái)自脫戊烷塔回流罐FA-751的C5產(chǎn)品被泵GA-GA-753A/B打到燃料系統(tǒng)。脫戊烷塔進(jìn)料中所含的水分從塔頂分離并從回流罐的接受器中采出,脫戊烷塔底物流送到DA7752,再沸器用中壓蒸汽,采用負(fù)壓操作,用壓縮來(lái)的丙烯冷卻塔頂不凝氣,循環(huán)塔底物C9餾份用塔底循環(huán)泵送往FB-809,塔頂采出C6～C8部分送到FA-755,剩余部分送到U-FB-855。1.1.3.14.2DPG一段加氫用GA-755泵將來(lái)自緩沖罐FA-755的C6～C8汽油加壓到反應(yīng)器壓力,同循環(huán)的液體混合充入反應(yīng)器DC-751。補(bǔ)充氫氣單獨(dú)充入反應(yīng)器。在一段反應(yīng)器中對(duì)雙烯烴、苯乙烯和一小部分現(xiàn)存的烯烴進(jìn)行加氫,通過(guò)循環(huán)部分液態(tài)產(chǎn)品來(lái)控制由放熱反應(yīng)而導(dǎo)致的溫升。通過(guò)改變冷卻的循環(huán)液體的比例來(lái)控制反應(yīng)器入口溫度,此溫度需隨著催化劑的活性下降而逐漸提高。當(dāng)操作溫度范圍達(dá)到上限時(shí),使用常規(guī)的蒸汽/空氣法對(duì)催化劑進(jìn)行現(xiàn)場(chǎng)再生。用超過(guò)反應(yīng)所需要的過(guò)剩氫氣來(lái)維持反應(yīng)器中氫分壓,未反應(yīng)的氣體同氫氣進(jìn)料中的甲烷和在反應(yīng)器中從液態(tài)產(chǎn)品中分離出來(lái)的氫氣氣體一起被送到壓縮機(jī)吸入罐作為二段的補(bǔ)充進(jìn)料。1.1.3.14.3DPG二段加氫一段反應(yīng)器的純凈產(chǎn)品被用泵GA756A/B打到足夠的壓力,同循環(huán)氣體混合,使用二段反應(yīng)器出料換熱汽化和在EA-759過(guò)熱。包括進(jìn)料循環(huán)氣體和補(bǔ)充氫氣的整個(gè)氣相被送到二段反應(yīng)器DC-752.在催化劑上,進(jìn)料中所存的烯烴被加氫,硫化物轉(zhuǎn)化成烴和H2S。用循環(huán)氣來(lái)緩解導(dǎo)致整個(gè)反應(yīng)器溫升的放熱反應(yīng)。催化劑活性隨時(shí)間而降低,需要升高反應(yīng)器入口溫度,當(dāng)操作溫度范圍達(dá)到上限時(shí),用常規(guī)的蒸汽/空氣方法現(xiàn)場(chǎng)再生催化劑。在冷卻和部分冷凝前,反應(yīng)器出料先汽化和過(guò)熱液態(tài)的循環(huán)氣混合進(jìn)料。冷卻后的汽相/液相混合物隨之在高壓閃蒸罐FA-756中被分離。離開此罐的氣相的主要部分與從一段來(lái)的補(bǔ)充氫氣一起進(jìn)入循環(huán)壓縮機(jī)的吸入罐FA-757,來(lái)自閃蒸罐的純氣相物料被循環(huán)回乙烯裝置或送做燃料氣,液相被送到汽提塔DA-753,在此塔中,包括硫化氫在內(nèi)的最終微量不溶氣作為塔頂產(chǎn)品被脫除,并與高壓閃蒸罐來(lái)的純氣相相結(jié)合返回乙烯裝置或送做燃料氣。從汽提塔底部出來(lái)的產(chǎn)品預(yù)熱汽提塔進(jìn)料后經(jīng)EA-770冷卻至40℃送往FB-857。1.1.4工藝原則流程圖（PFD）DC100/102DC100/102FA114BA101～106FA101-106TLE急冷器DA101GA104GA107DA104DA105FA115ABFA127GB201DA203FF201DA204DA202H2DC402DA407DA409HP甲烷GB302GB303DC301DA405DA753FA114C3氣化罐BA101～106裂解爐FA101-106汽包DA101汽油分餾塔DA104急冷塔DA105工藝水氣提塔GB201裂解氣壓縮機(jī)DA203堿洗塔DA204苯洗塔脫DA-301脫甲烷塔DA404第一脫丙烷塔DA409第二脫丙烷塔DA402乙烯精餾塔DA401脫乙烷塔DA301甲烷塔DA-404第一脫丙烷塔DC-402MAPD加氫反應(yīng)器DA407甲烷汽提塔DA411第二丙烯精餾塔DA410第一丙烯精餾塔DA405脫丁烷塔DA751脫戊烷塔DA752脫C9塔DA753H2S汽提塔FF402DA402DA404C=2產(chǎn)品罐FF401DC401DA401DA301冷箱EA-123DA103DC751BDC751AC6塔DA751DA410DA411C=3產(chǎn)品罐 1.2工藝指標(biāo)1.2.1原料指標(biāo)名稱規(guī)格來(lái)源年消耗組成Wt%Wt%范圍不凝氣H2S0.710.64-0.72H20.730.66-0.80甲烷1.040.94-1.14乙烯16.6515.0-18.3乙烷43.2438.9-47.6丙烷15.0113.5-16.5丙烯22.4720.2-24.7C4S0.150.13-0.17石油二廠氣體分離裝置工況Ⅰ:1.120萬(wàn)噸丙烷餾份丙烷82.073.8-84.0丙烯12.7111.4-14.0異丁烷4.243.8-4.7異丁烯0.840.7-0.9丁烯-10.210.19-0.23石油二廠氣體分離裝置工況Ⅰ:6.40萬(wàn)噸工況Ⅱ:5.44萬(wàn)噸工況Ⅲ:5.44萬(wàn)噸丁烷餾份丙烷1.351.2-1.5異丁烷12.1110.9-13.3正丁烷85.2576.7-87.0C5S1.291.1-1.5砷30μg/kg石油二廠烷基化裝置工況Ⅰ:4.16萬(wàn)噸工況Ⅱ、Ⅲ、Ⅳ:3.536萬(wàn)噸LPG甲烷0.360.3-0.4乙烯5.895.3-6.5丙烷29.7926.8-32.8異丁烷24.0121.6-26.4正丁烷38.7834.9-42.7異戊烷1.010.9-1.1正戊烷0.160.14-0.18砷2μg/kg石油二廠和石油三廠工況Ⅰ:3.7萬(wàn)噸工況Ⅱ、Ⅲ、Ⅳ:3萬(wàn)噸拔頭油C3及輕干C3S1.211.1-1.3異丁烷1.841.7-2.0正丁烷6.425.8-7.1異戊烷28.8025.9-31.7正戊烷33.1029.8-39.4異己烷15.5214.0-17.1正己烷10.259.2-11.3C7S和重于C7S2.862.6-3.2砷50μg/kg工況Ⅰ:14.139萬(wàn)噸工況Ⅱ、Ⅲ、Ⅳ:14萬(wàn)噸直流石腦油沸程℃d420=0.684IBP35±10族組成Wt%Wt%范圍10%58±10P6760-7330%70±10O0.20.18-0.2250%81±10N3126-3470%92±10A1.81.6-2.090%108±10硫含量200μg/g(wt,max)EP135±10砷含量190μg/kg(wt,max)石油二廠工況Ⅱ:4.420萬(wàn)噸工況Ⅲ:9.224萬(wàn)噸工況Ⅳ:15.406萬(wàn)噸焦化石腦油沸程℃d420=0.684IBP60±10族組成Wt%Wt%范圍10%58±10P7164-7830%70±10O0.350.30-0.4050%81±10N23.2421-25.670%92±10A5.144.9-6.090%108±10硫含量320μg/g(wt,max)EP210±10砷含量120μg/kg(wt,max)石油二廠粗丙烯一氧化碳5μg/gwtmax二氧化碳10μg/gwtmaxC2S及輕于C2S0.12%wtmax丙烯95%wtmax丙烷平衡wtmaxC4S0.3%wtmax氧7μg/gwtmax硫5μg/gwtmax水300μg/gwtmax石油二廠氣體分離裝置工況Ⅱ:1500噸工況Ⅲ:7998噸工況Ⅳ:7998噸1.2.2半成品、成品指標(biāo)1.2.2.1產(chǎn)品質(zhì)量產(chǎn)品名稱工況Ⅰ工況Ⅱ工況Ⅲ工況ⅣKg/h萬(wàn)噸/年Kg/h萬(wàn)噸/年Kg/hKg/h乙烯丙烯加氫汽油混合碳四氫氣甲烷氫尾氣裂解燃料油裂解柴油C5餾分C9-200℃15873793722813224688767820225248612401261.721.440.525.800.150.190.370.9415873793729603408634791934931456712821262.242.570.485.980.260.240.430.97187508600403439707189224510491720144418750860040344208703884151037572014441.2.2.2產(chǎn)品指標(biāo)1）、聚合級(jí)乙烯質(zhì)量項(xiàng)目指標(biāo)單位備注乙烯甲烷+乙烷(乙烷)丙烯+更重?zé)N(丙烯)乙炔一氧化碳二氧化碳?xì)淇傯恃趿?以S計(jì))氯(以CL計(jì))水甲醇總氮(以N計(jì))99.850.150.110750.5351511515體積%體積%體積%體積μG/G摩爾μG/G體積μG/G體積μG/G體積μG/G體積μG/G體積μG/G體積μG/G重量μG/G重量μG/G體積μG/G體積μG/G體積μG/G最低最高最高最高最高最高最高最高最高最高最高最高最高最高最高最高2）、聚合級(jí)丙烯質(zhì)量項(xiàng)目指標(biāo)單位備注丙烯甲烷乙烷丙烷乙烯丁烷+丁烯乙炔丙炔丙二烯1.3丁二烯總A+AM+PD+BD總硫(以S計(jì))水羰基硫氫甲醇綠油99.5100.010.4910010555510150.55520體積%摩爾μG/G摩爾%摩爾%體積μG/G體積μG/G體積μG/G體積μG/G體積μG/G體積μG/G體積μG/G體積μG/G體積μG/G體積μG/G體積μG/G體積μG/G體積μG/G最低最高最高最高最高最高最高最高最高最高最高最高最高最高最高最高最高3）、加氫裂解汽油(C6-C8中間餾分)質(zhì)量項(xiàng)目指標(biāo)單位備注溴價(jià)(gBr/100g)雙烯值總硫總氮砷1.50.2112摩爾%摩爾%重量μG/G重量μG/G重量μG/G最高最高最高最高最高4）、氫氣質(zhì)量項(xiàng)目指標(biāo)單位備注氫甲烷一氧化碳+二氧化碳氧碳二硫份硫水95平衡量510.115體積%體積μG/G體積μG/G體積%重量μG/G體積μG/G最低平衡量最高最高最高最高最高5）、甲烷質(zhì)量項(xiàng)目指標(biāo)單位備注甲烷氫乙烯一氧化碳乙炔總硫(以S計(jì))氯(以CL計(jì))低熱值94.434.50.50.550.021112020體積%體積%體積%體積%體積%體積μG/G體積μG/G千卡/千