齐鲁石化烯烃厂简介.ppt

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1、烯烃厂简介,中国石油化工股份有限公司齐鲁分公司烯烃厂（以下简称烯烃厂）1985年3月14日正式成立，位于山东省淄博市临淄区汞山路61号，生产区域占地1平方千米，是我国重要的乙烯生产基地之一，是齐鲁乙烯工程的“龙头”厂。,烯烃厂历经由年产乙烯30万吨/年到45万吨/年和45万吨/年到72万吨/年两次扩容改造。目前拥有年产80万吨乙烯装置、68万吨芳烃装置、4万吨苯酐装置等主要生产装置和3台超高压蒸汽开工锅炉、3套循环水装置以及油品储运罐区等辅助生产装置。主要生产装置均采用先进的DCS仪表集散控制技术，可生产乙烯、丙烯、苯、对二甲苯、邻二甲苯、苯酐、混合碳四等化工产品，担负为齐鲁分公司下游十几套生

2、产装置供应原料的重任。,目前拥有在岗职工1559人，其中女职工536人、经营管理人员192人、专业技术人员100人、技能操作人员1267人。,乙烯装置,第一部分 概述,乙烯装置自1987年5月建成投产，设计生产能力为年产乙烯30万t，年产化学级丙烯8.4416万t，年产聚合级丙烯7.8680万t，年产混合碳四10.76万t。第一期改扩建工程于1998年9月完成，达到年产45万t/a乙烯，年产化学级丙烯11.1252万t，年产聚合级丙烯11.2万t，年产混合碳四14.98万t的能力。第二期改扩建工程于2004年10月完成，达到年产72万t/a乙烯，年产化学级丙烯12万t，年产聚合级丙烯24万t，

3、年产混合碳四25.04万t的能力。,一、原料及产品1、原料抽余油（芳烃抽提）石脑油（常压蒸馏）加氢尾油（加氢裂化）轻烃（碳三、碳四组份）,一、原料及产品1、原料评价指标PONA值（族组成）：P链烷烃，易裂解生成乙烯和丙烯，正构乙烯收率比异构高；O烯烃，裂解性能不如相应的烷烃；N环烷烃，比链烷烃易于生成芳烃；A芳烃，不易裂解，发生缩聚反应形成裂解焦油，严重时造成结焦BMCI值（关联指数或芳烃指数）：与相对密度和沸点有关，正己烷=0，苯=100；值越大，芳香性越高，乙烯收率越低,一、原料及产品1、原料 裂解气（裂解炉出口）：氢气 甲烷（C1）乙炔（C2）乙烯（C2）乙烷（C2）丙二烯/丙炔（C3）

4、丙烯（C3）丙烷（C3）丁二烯/丁炔、丁烯、丁烷（C4）戊二烯/戊炔、戊烯、戊烷（C5）C6-C8非芳 杂 质 苯、甲苯、二甲苯/乙苯/苯乙烯 CO C9-205 DEG C CO2 205-288 DEG C（裂解柴油）H2S288+DEG C(裂解燃料油）H2O,一、原料及产品2、产品聚合级乙烯：乙烯 99.95%（mol)min 甲烷+乙烷 500ppm(mol)max 乙炔 5ppm(mol)max CO 1ppm(mol)max CO2 5ppm(mol)max H2O 1ppm(mol)max H2S 1ppm(mol)max,一、原料及产品2、产品聚合级丙烯：丙烯 99.60%（

5、mol)min 丙烷 0.40%(mol)max 乙烷 500ppm(mol)max 乙炔 1ppm(mol)max CO 1ppm(mol)max CO2 3ppm(mol)max H2O 2ppm(mol)max H2S 1ppm(mol)max,一、原料及产品2、产品化学级丙烯：丙烯 95.00%（mol)min 丙烷 5%(mol)max 乙烯 20ppm(mol)max 乙炔 1ppm(mol)max CO 1ppm(mol)max CO2 3ppm(mol)max H2O 2ppm(mol)max H2S 1ppm(mol)max,一、原料及产品2、产品氢气：H2 95.00%（m

6、ol)min 甲烷 平衡 乙烷+乙烯 0.10ppm(mol)max 乙炔 1ppm(mol)max CO 5ppm(mol)max CO2 5ppm(mol)max H2O 5ppm(mol)max H2S 1ppm(mol)max,一、原料及产品2、产品混合碳四：碳四 99.00%（mol)min 碳三 0.50%（mol)max 碳五 0.50%（mol)max裂解汽油：碳四 0.50%（mol)max 干点（ASTM）205度裂解柴油：闪点 70度裂解燃料油：闪点 120度,二、乙烯装置在石油化工中的位置1、产品链乙烯：LLDPE 线性低密度聚乙烯 HDPE 高密度聚乙烯VCM氯乙烯（

7、Cl2、O2/二氯乙烷、O2）、PVC 聚氯乙烯 SM 苯乙烯（+苯）、PS 聚苯乙烯 ABS（+丙烯腈+丁二烯）SBR 丁苯橡胶（+丁二烯）EO/EG 环氧乙烷/乙二醇乙醇（水合）a-烯烃（齐聚）,二、乙烯装置在石油化工中的位置1、产品链丙烯 PP 聚丙烯AN 丙烯腈（氨氧化）、腈纶 ABS（+SM 苯乙烯+丁二烯）苯酚丙酮（+苯）、双酚A、PC 聚碳酸酯（+合成气）丁辛醇（+合成气）环氧丙烷（+O2环氧化）丙烯酸（+O2）,二、乙烯装置在石油化工中的位置1、产品链碳四 丁二烯抽提、MTBE 甲基叔丁基醚（异丁烯+甲醇）丁二烯ABS（+AN 丙烯腈+SM 苯乙烯）SBR 丁苯橡胶（+SM 苯

8、乙烯）顺丁橡胶烯烃转化：丁烯-2+乙烯 丙烯 丁烯-1+丁烯-1 己烯-1+乙烯,二、乙烯装置在石油化工中的位置1、产品链裂解汽油汽油加氢 芳烃抽提、对二甲苯、PTA 对苯二甲酸 碳五分离、碳五树酯 碳九树酯,二、乙烯装置在石油化工中的位置2、地位三烯：乙烯、丙烯、丁二烯三苯：苯、甲苯、二甲苯石油化工最基本原料石油化工工业的龙头乙烯总产量是国家石油化工总体发展水平的标志,三、乙烯装置流程1、典型流程 氢气 甲烷（C1）乙炔、乙烯、乙烷（C2）丙二烯/丙炔、丙烯、丙烷（C3）丁二烯/丁炔、丁烯、丁烷（C4）戊二烯/戊炔、戊烯、戊烷（C5）C6-C8非芳 苯、甲苯、二甲苯/乙苯/苯乙烯 顺序分离流

9、程 分离区按照组分由轻到重的次序进行,三、乙烯装置流程1、典型流程 氢气 甲烷（C1）乙炔、乙烯、乙烷（C2）丙二烯/丙炔、丙烯、丙烷（C3）丁二烯/丁炔、丁烯、丁烷（C4）戊二烯/戊炔、戊烯、戊烷（C5）C6-C8非芳 苯、甲苯、二甲苯/乙苯/苯乙烯 前脱乙烷分离流程 分离区按照先脱乙烷的次序进行,三、乙烯装置流程1、典型流程 氢气 甲烷（C1）乙炔、乙烯、乙烷（C2）丙二烯/丙炔、丙烯、丙烷（C3）丁二烯/丁炔、丁烯、丁烷（C4）戊二烯/戊炔、戊烯、戊烷（C5）C6-C8非芳 苯、甲苯、二甲苯/乙苯/苯乙烯前脱丙烷分离流程 分离区按照先脱丙烷的次序进行,三、乙烯装置流程2、乙烯装置基本构成

10、 从原理上分：裂解分离从流程和布置上分（五大区）：裂解炉区（蒸汽热裂解、加氢热裂解、催化裂解）急冷区 压缩区 激冷区（冷区）热区,三、乙烯装置流程2、乙烯装置基本构成 乙烯心脏：裂解炉三机（裂解气压缩机、丙烯制冷压缩机、乙烯制冷压 缩机）裂解气压缩机限制着装置单线最大能力（石脑油原料，极限最大能力120-150万吨/年）冷箱,第二部分 工艺流程,一、顺序分离工艺技术路线 图,1、裂解炉区2、急冷区 3、压缩区 4、激冷区 5、热区,一、裂解炉区乙烯装置原设计共有八台裂解炉，后经过第一次、第二次改扩建和乙烯装置填平补齐，裂解炉增加到十五台。BA101106为KTI的GK-型裂解炉，其中BA101

11、、102为重油裂解炉，BA103106为轻油裂解炉，BA-103106可以与乙烷混合裂解，BA-107裂解石脑油和轻烃，每台年设计乙烯生产能力为6万吨。BA-110为国产北方炉(CBL炉)，原设计裂解原料为石脑油，第二期改扩建将其改造为乙烷裂解炉，年设计乙烯生产能力为9万吨。BA111、1102、1103为鲁姆斯SRTIV型裂解炉，裂解原料为加氢尾油、石脑油，第一组可以裂解乙烷，每台年设计乙烯生产能力为6万吨。BA-2114、2115为ABB鲁姆斯中石化联合开发设计的SL-2型裂解炉，裂解原料为石脑油，每台年设计乙烯生产能力为10万吨。BA-116为国产北方炉，裂解原料为加氢尾油、石脑油，年设

12、计乙烯生产能力为6万吨。BA-117为国产北方炉，裂解原料为石脑油，第五、六组可裂解乙烷，年设计乙烯生产能力为8万吨。,一、裂解炉区原料经流量调节阀控制进入裂解炉对流段上部的原料预热器进行预热。稀释蒸汽经流量调节阀控制与原料预热器出来的原料在混合器中按一定比例混合，使之汽化。此油汽混合物一起进入裂解炉对流段的混合过热器过热至横跨温度，然后经文氏管流量分配器，使油汽混合物均匀分配到每组辐射段炉管中。油汽混合物在辐射段炉管中进行热裂解反应，裂解炉出口温度控制为810860。高温裂解气进入裂解炉废热锅炉，由废热锅炉出来的裂解气进入油急冷器，用来自急冷单元的180急冷油急冷至214。从急冷器出来的裂解

13、气汇合后进入裂解气总管，然后进油冷塔。,二、急冷区作用：氢气 甲烷（C1）乙炔、乙烯、乙烷（C2）丙二烯/丙炔、丙烯、丙烷（C3）丁二烯/丁炔、丁烯、丁烷（C4）戊二烯/戊炔、戊烯、戊烷（C5）C6-C8非芳 杂 质 苯、甲苯、二甲苯/乙苯/苯乙烯 CO C9-205 DEG C CO2 205-288 DEG C（裂解柴油）H2S 288+DEG C（裂解燃料油）H2O,二、急冷区作用：将裂解气中的裂解燃料油分离出来将裂解气中的裂解重汽油分离出来回收高温裂解气的热量发生稀释蒸汽供裂解炉,二、急冷区组成：三大系统油洗塔系统（又称汽油分馏塔/急冷油塔）水洗塔系统（又称急冷水塔）稀释蒸汽发生系统

14、三大循环QO（急冷油）循环QW（急冷水）循环DS（稀释蒸汽）循环,1、急冷区 图,二、急冷区 1.油洗塔系统/QO（急冷油）循环包括三台塔：油洗塔、解燃料油汽提塔、解柴油汽提塔流程：高温裂解气经直接喷入急冷油冷却到200215后进油洗塔底部，在塔中分别由循环急冷油冷却和回流裂解重汽油精馏，顶温到95-105后裂解气进到水洗塔系统。塔釜急冷油送去发生稀释蒸汽和其它工艺用户回收热量后，一部分喷入裂解气中，另一部分则循环回油洗塔中部裂解燃料油（PFO）从油洗塔底部采出，经裂解燃料油汽提塔汽提后，控制闪点120，冷却到90送出界区。裂解柴油（PGO）从油洗塔中部采出，经裂解柴油汽提塔汽提后，控制闪点7

15、0，冷却到90送出界区。,1)油洗塔系统/QO(急冷油)循环,二、急冷区2.水洗塔系统/急冷水循环包括：水洗塔、油-水分离器流程：自油洗塔塔顶的裂解气进入水洗塔底部，在塔中分别由两段循环急冷水（温度分别为53和37）冷却，顶温到40左右后，裂解气进到压缩机系统。QW（急冷水）从水洗塔底部采出，经工艺用户回收热量并由循环水冷却到53后分成两股：一股循环返回水洗塔中部；另一股再经循环水冷却到37后返回水洗塔上部。DS冷凝水PW（工艺水）和裂解汽油进入油-水分离器，靠静置使油和水分离。裂解汽油大部送去油洗塔作回流，一小部送去汽油汽提塔汽提后，送出界区；PW送去工艺水汽提塔。,2)水洗塔系统/急冷水循

16、环 图,二、急冷区3.稀释蒸汽发生系统/DS(稀释蒸汽)循环包括二台塔：工艺水汽提塔、稀释蒸汽发生塔流程：自水洗塔塔底油-水分离器的工艺水PW进入工艺水汽提塔顶部，在塔釜由再沸器加热或直接加入蒸气加热，将工艺水中溶解的轻烃汽提出来，塔顶气相返回水洗塔，塔釜工艺水送去稀释蒸汽发生塔上部。稀释蒸汽发生塔底部用QO（急冷油）发生DS，不足部分由中压蒸汽补充，从塔底部连续排污（含酚），以控制PW水质，减少腐蚀。DS在进炉区前用中压蒸汽过热到约200。,3)稀释蒸汽发生系统/DS(稀释蒸汽)循环 图,三、压缩区裂解气压缩 氢气 杂 质 甲烷（C1）CO 乙炔（C2)CO2进气：乙烯（C2)H2S 乙烷（

17、C2）H2O 丙二烯/丙炔（C3）丙烯（C3）丙烷（C3）丁二烯/丁炔、丁烯、丁烷（C4）戊二烯/戊炔、戊烯、戊烷（C5）C6-C8非芳,三、压缩区裂解气压缩-水洗塔顶部裂解气（轻）在近常压的条件下无法进行轻组分之间的分离，必须升压。采用五段/四段离心式裂解气压缩机将裂解气加压到 35-37kg/cm2(G)。加压到35-37kg/cm2(G)（对工艺）。,三、压缩区作用：将裂解气压力提高到轻组分分离所需压力将裂解气中的裂解裂解轻汽油分离出来将裂解气中的酸性气体（含有机硫）除去将裂解气中的饱和水除去提供装置组分分离所需的各级别冷剂 对蒸汽热裂解，短停留时间，低烃分压都有利于裂解生成乙烯，COP

18、（炉管出口压力）的确定选择是炉区和裂解气压缩机总功率消耗综合优化的结果（压力高则裂解气压缩机总功率消耗就低）。,三、压缩区组成（五大系统）：裂解气压缩机系统酸性气体（含有机硫）脱除系统裂解气干燥系统丙烯制冷压缩机系统乙烯制冷压缩机系统,2、压缩区 图,三、压缩区1）裂解气压缩机系统包括：裂解气压缩机1-3段及汽油汽提塔裂解气压缩机4-5段及洗苯塔和凝液汽提塔,1）裂解气压缩机系统 图,三、压缩区1）裂解气压缩机系统流程：裂解气压缩机1-3段及汽油汽提塔：自水洗塔的裂解气进裂解气压缩机一段吸入罐，经缓冲后进压缩机一段，吸入罐压力通过调整压缩机透平转速来控制，压缩后经一段后冷器由循环水冷却进解气压

19、缩机二段吸入罐。分液后的气相进压缩机二段，压缩后经二段后冷器由循环水冷却进解气压缩机三段吸入罐。分液后的气相进压缩机三段，压缩后经三段后冷器由循环水冷却进解气压缩机三段排出罐，分液后由急冷水略过热进酸性气体脱除系统。冷凝下来的液体逐级前返，并在二段吸入罐进行油-水分离，水相送水洗塔，油相则送汽油汽提塔。汽油汽提塔的另一股进料是在急冷区分离下来的裂解重汽油，该塔为汽提塔，控制塔釜液不含C4组分，釜液裂解重汽油泵送热区，而塔顶气相则返回裂解气压缩机一段吸入罐。,三、压缩区1）裂解气压缩机系统裂解气压缩机4-5段及洗苯塔和凝液汽提塔：自酸性气体脱除系统的裂解气进裂解气压缩机四段吸入罐，经缓冲后进压缩

20、机四段，压缩后经四段后冷器由循环水冷却进解气压缩机五段吸入罐。分液后的气相进压缩机五段，压缩后经五段后冷器由循环水冷却进洗苯塔底部，塔顶气相分别由丙烯冷剂和脱乙烷塔进料冷凝后进洗苯塔回流罐，油相泵送回洗苯塔作回流，罐顶气相进入裂解气干燥系统。各分离罐分离出的水相汇集后返水洗塔，五段吸入罐和洗苯塔分离出的凝液分别进凝液汽提塔。凝液汽提塔控制塔釜液不含C2组分，釜液进热区低压脱丙烷塔，而塔顶气相则返回裂解气压缩机四段吸入罐。,三、压缩区2）酸性气体（含有机硫）脱除系统包括：单乙醇胺吸收及其再生、减洗/水洗、废碱处理流程：自压缩机三段并略过热的裂解气进胺吸收塔底部，经胺洗/水洗后（CO2、H2S含量

21、均降到30-50ppm）进减洗/水洗塔。胺吸收塔底部釜液经汽油洗涤并脱油后进胺再生塔，再生后的胺循环使用，洗涤水也循环使用，酸性气体送去焚烧；胺洗后的裂解气进减洗/水洗塔底部，通过两段碱洗和一段水洗后，将裂解气中的CO2、H2S含量均降到1ppm以下，之后送去裂解气压缩机四段吸入罐，塔釜排放的废碱送去废碱处理。废碱处理可根据具体情况有三种方式，其目的都是为满足环保要求。,2）酸性气体（含有机硫）脱除系统 图,三、压缩区3）裂解气干燥系统包括：裂解气干燥、干燥剂再生流程：洗苯后的裂解气（15）由上部进入裂解气干燥器，经干燥剂3A分子筛脱水，控制水含量小于1ppm，干燥后去前冷。再生冷热甲烷（由高

22、压蒸汽加热到250）从裂解气干燥器底部进入，按干燥剂3A分子筛生产商提供的再生操作曲线进行，裂解气干燥器一般为两台，一台操作，另一台再生。,3）裂解气干燥系统 图,三、压缩区4）丙烯制冷压缩机系统包括：丙烯制冷压缩机、各级用户及各段吸入罐流程：丙烯制冷压缩机系统为一密闭循环，介质为装置自产聚合级丙烯，为装置提供四个级别的冷剂，分别是18、2、-23 和-40。压缩机出口丙烯经冷凝器由循环水全部冷凝，节流后供18级用户并进入压缩机四段吸入罐，气相补气进压缩机四段；液相进一步节流后供2级用户并进入压缩机三段吸入罐，气相补气进压缩机三段；液相进一步节流后供-23级用户并进入压缩机二段吸入罐，气相补气

23、进压缩机二段；液相进一步节流后供-40级用户并进入压缩机一段吸入罐，气相进压缩机一段，完成一个循环。,4）丙烯制冷压缩机系统 图,三、压缩区5）乙烯制冷压缩机系统包括：乙烯制冷压缩机、各级用户及各段吸入罐流程：乙烯制冷压缩机系统为一密闭循环，与丙烯制冷压缩机系统组合成复迭制冷，介质为装置自产聚合级乙烯，为装置提供三个级别的冷剂，分别是-62、-75 和-101。压缩机出口乙烯经冷凝器由循环水和各级丙烯冷剂全部冷凝，节流后供-62级用户并进入压缩机三段吸入罐，气相补气进压缩机三段；液相进一步节流后供-75级用户并进入压缩机二段吸入罐，气相补气进压缩机二段；液相进一步节流后供-101级用户并进入压

24、缩机一段吸入罐，气相进压缩机一段，完成一个循环。,5）乙烯制冷压缩机系统 图,四、激冷区激冷-深冷，最低温度可达-168采用丙烯、乙烯和甲烷冷剂将裂解气逐级冷却冷凝,四、激冷区作用：氢气 杂 质 甲烷（C1）CO 乙炔（C2）乙烯（C2）乙烷（C2）丙二烯/丙炔（C3）丙烯（C3）丙烷（C3）丁二烯/丁炔、丁烯、丁烷（C4）戊二烯/戊炔、戊烯、戊烷（C5）,四、激冷区作用：将裂解气中氢气分离出来将氢气中杂质CO除去将裂解气中的甲烷分离出来将碳二馏份中乙炔除去将碳二馏份中乙烯分离出来将碳二馏份中乙烷分离出来,3、激冷区 图,四、激冷区组成（三大系统）：前冷及脱甲烷塔系统氢气甲烷化系统碳二系统,四

25、、激冷区1）前冷及脱甲烷塔系统前冷-在脱甲烷塔之前进行脱氢后冷-在脱甲烷塔之后进行脱氢,四、激冷区1）前冷及脱甲烷塔系统作用：氢气 杂 质 甲烷（C1）CO 乙炔（C2）乙烯（C2）乙烷（C2）丙二烯/丙炔（C3）丙烯（C3）丙烷（C3）丁二烯/丁炔、丁烯、丁烷（C4）戊二烯/戊炔、戊烯、戊烷（C5）,四、激冷区1）前冷及脱甲烷塔系统包括：前冷及低压甲烷压缩机脱甲烷塔甲烷制冷压缩机,四、激冷区1）前冷及脱甲烷塔系统前冷及低压甲烷压缩机流程：干燥后的裂解气（15）依次经脱乙烷塔进料、乙烯精馏塔中沸器、循环乙烷、丙烯冷剂、脱甲烷塔再沸器和中沸器、乙烯冷剂冷却冷凝到-72，进脱甲烷塔NO1进料罐，分

26、离出的液体经歧化自身换热后分别进脱甲烷塔；分离出的气体经冷箱和乙烯冷剂冷却冷凝到-99，进脱甲烷塔NO2进料罐，分离出的液体进脱甲烷塔；分离出的气体经冷箱和甲烷冷剂冷却冷凝到-129，进脱甲烷塔NO3进料罐，分离出的液体进脱甲烷塔，气相要控制乙烯损失，即压力控制，裂解气压缩机的出口压力就是由该罐压力来平衡确定的；分离出的气体经冷箱冷却冷凝到-167，进甲烷/氢分离罐，分离出的液体甲烷经减压制冷回冷箱回收冷量，并由低压甲烷压缩机送去燃料气系统，分离出的气体为氢气95%，回冷箱回收冷量后进氢气甲烷化系统。,1）前冷及脱甲烷塔系统 图,前冷及低压甲烷压缩机 图,四、激冷区1）前冷及脱甲烷塔系统脱甲烷

27、塔、甲烷制冷压缩机流程：脱甲烷塔共有来自前冷的四股进料，塔釜液要控制不含甲烷（0.5%以下），塔顶要控制乙烯损失（0.3%以下），再沸器和中沸器热源均用裂解气，塔釜液泵送进脱乙烷塔，塔顶物料先进冷箱回收冷量，之后进甲烷制冷压缩机，压缩到38kg/cm2(G)并由冷箱和乙烯冷剂冷却冷凝到-108，减压到10kg/cm2(G)进脱甲烷塔回流罐，液相一部分作为回流返回脱甲烷塔，另一部分作为冷剂和气相一起进前冷冷箱。,脱甲烷塔、甲烷制冷压缩机 图,四、激冷区2）氢气甲烷化系统甲烷化？-CO+H2 生成甲烷和水？甲烷化-CO的存在可造成乙炔加氢及碳三加氢催化剂失活作用：氢气(95%mol)杂 质 甲烷（

28、5%mol）CO,四、激冷区2）氢气甲烷化系统包括：甲烷化、氢气干燥及再生流程：氢气经进出料换热和高压蒸汽加热（288）后进甲烷化反应器上部，在镍系催化剂的作用下，CO及少量CO2与H2反应生成甲烷和水，并放出大量热。出口高温氢气经进出料换热和循环水冷却冷凝后进脱水罐，气相氢气一部分进一步由丙烯冷剂冷却到15，脱水后进氢气干燥器上部；另一部分送去裂解汽油加氢装置。氢气由上部进入氢气干燥器，经干燥剂3A分子筛脱水，控制水含量小于1ppm，干燥后去乙炔加氢及碳三加氢。再生冷热甲烷（由高压蒸汽加热到250）从氢气干燥器底部进入，按干燥剂3A分子筛生产商提供的再生操作曲线进行，氢气干燥器一般为两台，一

29、台操作，另一台再生。,2）氢气甲烷化系统 图,四、激冷区3）碳二系统作用：乙炔（C2）（加氢脱除）乙烯（C2）（产品）乙烷（C2）（循环裂解）丙二烯/丙炔（C3）丙烯（C3）丙烷（C3）丁二烯/丁炔、丁烯、丁烷（C4）戊二烯/戊炔、戊烯、戊烷（C5）,四、激冷区3）碳二系统包括：脱乙烷塔、乙炔加氢、乙烯精馏流程：自脱甲烷塔塔底的物料分两股进脱乙烷塔，塔釜控制不含乙烷，塔顶控制不含丙烯。脱乙烷塔塔顶物料经进出料换热和蒸汽加热至35-103，进乙炔加氢反应器上部，在钯系催化剂的作用下，乙炔选择加氢生成乙烯和乙烷，出口物料经循环水和进出料换热后进绿油洗涤塔，洗液是来自乙烯精馏塔的一股碳二馏份，绿油洗

30、涤塔釜液泵送脱乙烷塔作为回流，塔顶气相经乙烯干燥器后进乙烯精馏塔。乙烯精馏塔釜液乙烷经回收冷量后去乙烷裂解炉，靠顶部侧线采出乙烯产品进乙烯球罐，回流罐中气体返回裂解气压缩机系统。球罐中的乙烯经加压、气化后送下游装置。,3）碳二系统 图,五、热区热-经过冷区，组分偏重，需加热才能分离 作用：丙二烯/丙炔（C3）（加氢脱除）丙烯（C3）（产品）丙烷（C3）（副产品C3LPG或循环裂解）丁二烯/丁炔、丁烯、丁烷（C4）（副产品混合碳四）戊二烯/戊炔、戊烯、戊烷（C5）（副产品裂解汽油）,五、热区作用：将MA/PD加氢脱除将丙烯产品分离出来将副产品C3LPG分离出来将副产品混合碳四分离出来将副产品裂解

31、汽油分离出来,4、热区 图,五、热区组成（三大系统）：脱丙烷及脱丁烷系统MA/PD加氢系统甲烷气提及丙烯精馏系统,五、热区1）脱丙烷及脱丁烷系统包括：脱丙烷塔、脱丁烷塔流程：脱丙烷塔有两股进料，一股来自脱乙烷塔釜液进入中上部，另一股来自凝液汽提塔釜液进入中下部，塔釜再沸器热源为低压蒸汽，塔顶冷凝器由丙烯冷剂提供冷量。塔顶为碳三馏份，要控制碳四含量，经干燥后进MA/PD加氢系统；塔釜为碳四及更重馏份，要控制碳三含量，去作脱丁烷塔进料。脱丁烷塔塔釜再沸器热源为低压蒸汽，塔顶冷凝器由循环水提供冷量。塔顶为混合碳四馏份，要控制碳五含量，经泵送出界区；塔釜为裂解汽油，要控制碳四含量，和汽油汽提塔釜液裂解

32、重汽油汇合并经循环水冷却后去界区。,1）脱丙烷及脱丁烷系统 图,1）脱丙烷及脱丁烷系统（对工艺）双塔脱丙烷：图,五、热区2）MA/PD加氢系统作用：丙炔（MA）/丙二烯（PD）丙烯 丙烷 MA/PD加氢?-丙烯产品对其含量有要求；MA、PD与丙烯的相对挥发度均接近1，精馏法分离困难，丙烷中损失的丙烯多；安全上要避开暴炸范围，要求由丙烯稀释MA/PD到30%以下，损失的丙烯多。,五、热区2）MA/PD加氢系统包括：丙炔/丙二烯反应器流程：脱丙烷塔塔顶碳三馏份进丙炔/丙二烯反应器上部，配入氢气，同时，一股加氢后的物料循环返回入口，在钯系催化剂的作用下，丙炔/丙二烯加氢生成丙烯或丙烷，加氢后的物料大

33、部进甲烷汽提塔，部分经冷却后循环返回入口。反应器为绝热固定床，一台操作，另一台再生后备用。,2）MA/PD加氢系统 图,五、热区3）甲烷气提及丙烯精馏系统作用：氢气（少量）甲烷（少量）丙烯 丙烷 甲烷气提-MA/PD加氢时带入少量甲烷和过剩氢气，丙烯产品对其含量有要求；可以单独脱除甲烷/氢气，也可以在丙烯精馏塔顶部设气提段。,五、热区3）甲烷气提及丙烯精馏系统包括：甲烷气提塔、丙烯精馏塔流程：加氢后的物料进甲烷气提塔的上部，塔釜再沸器热源为急冷水（QW），塔顶冷凝器循环水提供冷量。塔顶气相为甲烷/碳三馏份，要控制碳三含量，返回裂解气压缩机系统；塔釜为碳三馏份，要控制甲烷含量，去作丙烯精馏塔进料

34、。自甲烷气提塔的碳三馏份进丙烯精馏塔中部，塔釜再沸器热源为急冷水（QW），塔顶冷凝器由循环水提供冷量。塔顶为丙烯产品，要控制合格，经泵送去球罐；塔釜为碳三LPG，要控制丙烯含量，送去循环裂解或作为液化气送出界区。,3）甲烷气提及丙烯精馏系统 图,芳烃装置,第一部分 概述,芳烃联合装置由以下单元组成：15.15万吨/年第一环丁砜抽提部分、21万吨/年甲苯歧化部分、31万吨/年二甲苯异构化部分、38万吨/年吸附分离部分、12万吨/年第二环丁砜抽提部分、18.8万吨/年第二裂解汽油加氢部分、16.64万吨/年第三裂解汽油加氢部分、68万吨/年预分馏部分、51.23万吨/年抽提蒸馏部分、28.24万吨

35、/年芳烃分离部分及公用工程部分。还有热油系统、原料产品罐区及消防系统。,芳烃联合装置是烯烃厂的主要生产装置之一。1987年10月22日打通装置全部流程，实现了装置化工投料一次成功。1996年底到1998年4月24日新建二加氢装置；2003年5月 到2004年10月新建三加氢装置；2007年10月10日进行了芳烃资源优化项目的建设,新建一套51.23万吨/年的三抽提装置，2008年10月14日开车一次成功。,原料产品：设计年加工时间为8000小时；年设计处理的原料量有：52万吨脱戊烷油、35万吨裂解汽油和40万吨加氢汽油。年产：芳烃（苯、甲苯、邻二甲苯、对二甲苯、芳烃碳九和粗二甲苯）约68万吨。

36、,第二部分 工艺流程,裂解汽油加氢单元的生产任务是将裂解汽油中含有的大量的烯烃、双烯烃、氧化物、氮化物、硫化物及重金属杂质除去，以达到为抽提单元提供合格加氢汽油产品的目的。芳烃部分的主要原料为加氢汽油、脱戊烷油。利用预分馏塔精馏原理将加氢汽油和脱戊烷油中的C6C7组分和C8C10组分分离，C8C10组分部分外送炼厂，部分进二甲苯系统；三抽提利用抽提蒸馏将预分馏产生的C6C7组分实现芳烃与非芳烃的分离，而一二抽提利用萃取精馏的原理将加氢汽油和部分预分馏产生的C6C7组分中的芳烃抽提出来，实现芳烃与非芳烃的分离；经过芳烃分馏部分将混合芳烃进行分离，分离出苯、甲苯、邻二甲苯、混合二甲苯、C9芳烃。甲

37、苯和C9芳烃经过歧化单元在甲苯歧化和烷基转移催化剂的作用下发生反应转化为苯和二甲苯，再进行处理，混合二甲苯经过吸附分离单元分离出高纯度的对二甲苯，含贫对二甲苯和邻二甲苯的混合二甲苯经过二甲苯异构化单元在异构化催化剂的作用下发生反应，将部分乙苯转化为苯，将部分乙苯和间二甲苯转化为对二甲苯和邻二甲苯。利用二甲苯系统可以联产苯、对二甲苯、邻二甲苯产品，也可以单产对二甲苯或邻二甲苯产品。通过各单元的联合操作最终得到苯、甲苯、邻二甲苯、对二甲苯、碳九产品。,二、三加氢单元 分为预分馏系统、反应系统、稳定系统三部分。主要作用是将来自乙烯装置的裂解汽油C5205馏分，经过脱除C5和C9+，产出合格的C6C8

38、送往反应系统，再经过两段加氢反应，将裂解汽油中所含的双烯烃、单烯烃、苯乙烯和硫、氮、氧、氯等有机物脱除，然后经过产品稳定后，产出合格的加氢汽油送往抽提单元进行处理。,一二三抽提单元 分抽提和精馏两部分，抽提部分的生产任务是以脱戊烷油（三抽提）、加氢汽油为原料，用环丁砜作溶剂，进行液一液抽提和抽提精馏，将芳烃和非芳烃分离开来，产出抽余油。精馏的生产任务，即是用精馏的方法将芳烃混合物进一步分离成，生产B、T、C8A、混合芳烃、OX、C9A,C10A，作为产品或中间产物。,歧化异构化单元 分为甲苯歧化和二甲苯异构化两部分。歧化的生产任务是：在临氢状态下，通过甲苯歧化与烷基转移催化剂的作用，将甲苯和碳

39、九芳烃转化为苯和二甲苯。异构化的生产任务是：在临氢状态下，通过二甲苯异构化催化剂的作用，通过脱乙基反应将乙苯转化为苯，通过异构化反应将间二甲苯转化为对二甲苯和邻二甲苯，达到增产苯、对二甲苯和邻二甲苯的目的。,吸附分离单元 利用吸附剂的吸附选择性从混合二甲苯中分离出高纯度的对二甲苯产品。分为吸附和分离两部分，吸附部分完成PX与其它C8芳烃的分离，精馏部分用来完成抽出液、抽余液与PDEB的分离，生产出合格的PX产品和异构化原料。,加氢单元 裂解汽油首先进入FB-255罐，经进料泵加压后，进入DA-6/701脱碳五塔，塔顶气相经冷凝器冷凝后作为碳五产品送往裂解罐区FB-1325罐。塔底的物料经泵加压

40、，进入DA-6/702脱碳九塔，塔顶气相冷凝器经冷凝后进入FA-6/704脱水罐，作为反应系统进料。DA-6/702塔底物料大部分经再沸器EA-6/706加热后返回塔中，少部分物料作为碳九产品送往裂解罐区FB-1321罐。从DA-6/702来的C6C8组分，在FA-6/704罐中沉降脱水后，直接进入DC-6/701一段反应器顶部，从裂解车间来的氢气也从DC-6/701顶部进入反应器，反应器压力控制在2.65MPa，物料与氢气混合，一起通过反应器催化剂床层，经催化剂作用，进行加氢反应，发生反应的主要是双烯烃和少量单烯烃，其中90%的双烯烃参加反应，单烯烃反应掉10%，反应后的混合物经反应器下部的

41、筒体，使气液分离。从一段反应器底部筒体分离出来的液相，一部分由GA-6/706加压返回反应器，作为一段反应器的内循环，另一部分进入BA-6/701加热炉加热至温度为260320，进入二段反应器DC-6/702，经二段催化剂的作用，物料中的双烯烃、单烯烃、氧、硫、氮、氯等杂质，全部加氢反应后，物料进入DA-6/703塔进行汽提，将其中的轻组分汽提出去，塔底产出加氢汽油产品，送往FB-104罐，作为抽提单元原料。塔顶轻组分经塔顶冷凝器冷凝后，液相部分靠自身重力返回塔内，作为塔顶内回流。气相部分排入燃料气系统作为BA-601/701炉燃料气使用。,抽提单元抽提部分 来自加氢单元的裂解加氢汽油和三抽提

42、预分馏塔顶的碳六、碳七馏分在FB-104中的混合后，送往一、二抽提单元进料缓冲罐FA-103/503，由进料泵输送和第三溶剂、抽余油循环一起进入抽提塔DA-101/501，贫溶剂与抽提塔底来的富溶剂换热后，由抽提塔的顶部入塔；抽提塔顶部低芳烃含量的抽余液在送往抽余液水洗塔DA-102/502，经塔顶水洗后用泵送至油品，部分抽余油作为抽提塔和水洗塔的循环用，塔底含溶剂水进入水汽提塔DA-104/504；抽提塔塔底含有芳烃及部分轻质非芳烃的富溶剂与第二溶剂混合进入汽提塔DA-103/503，富溶剂中的非芳烃在塔顶蒸出，与水汽提塔的塔顶蒸汽汇合，经冷凝后进入汽提塔受槽FA-104/504，受槽中的烃

43、类作为返洗液泵送至抽提塔底部作为返洗、并至抽提塔进料和进料缓冲罐；受槽水包中的水与抽余液水洗塔来的富水一起送入汽提塔，进料中的所有非芳烃由塔顶蒸出进入FA-104/504,再沸器上部去蒸汽去回收塔DA-105/505，再沸器中的含一定量溶剂的水泵送至回收塔；汽提塔塔底不含非芳烃的富溶剂压至回收塔，经过减压蒸馏，塔顶蒸汽经冷却后进入回收塔受槽FA-105/505中，回收塔受槽水包的水泵送至抽余液水洗塔顶部水洗抽余液，从受槽抽出一部分作为回流返回塔内，另一部分作为产品泵送至抽出液水洗罐FA-106/506，再送往芳烃分馏原料罐FB-103；回收塔塔釜的溶剂则循环利用。,抽提单元分馏部分 来自抽提单

44、元的抽出液和歧化单元汽提塔底液在FB-103中混合后，由泵送到苯塔DA-107/507，中间经过白土塔FA-101/507处理后进入苯塔DA-107，在苯塔中，塔顶气相经冷却后自流入受槽FA-108/508，用双温差和内回流控制回流量，侧线采出高纯度的苯经冷却后去苯产品罐FB-106，塔底液送到甲苯塔DA-108/508；在甲苯塔中，塔顶气相经冷却后自流入受槽FA-109/509，受槽中高纯度的甲苯去FB-551/552/804或FB-201、FA-201，塔底液与异构化单元来得脱庚烷塔底液及DA-151塔顶采出液一起进入二甲苯分离塔DA-152。在DA-152中，塔顶采出的二甲苯馏分经冷却后

45、自流入塔顶受槽FA-153，受槽中二甲苯经GA-154送往吸附单元进料缓冲罐FA-263，塔底物料在送往邻二甲苯塔DA-153。DA-153塔顶的邻二甲苯蒸汽经冷却后自流入塔顶受槽FA-154，受槽的物料一部分作为产品送到邻二甲苯储罐FB-152，塔釜物料跟再蒸馏塔DA-151塔底液一起送往C9塔DA-154。在DA-154中，塔顶物料经冷却后自流入受槽FA-155，受槽内物料一部分去罐区C9储罐FB-154，塔底液经EA-153冷却后送出界区。,三抽提单元 来自炼油厂的重整脱戊烷油、加氢单元的裂解加氢汽油和歧化单元稳定塔底液在FB-800中混合后，由泵送到预分馏塔DA-805，塔顶分离出C6

46、C7馏分送往三抽提抽提部分原料罐FB-801或抽提单元原料罐FB-104，塔底的碳八及以上馏分一部分进入芳烃二甲苯系统DA-151或FA-306，其余送往炼油厂调和汽油。来自罐区三抽提进料储罐FB-801的抽提蒸馏原料C6C7馏份进入抽提蒸馏塔DA-801，在DA-801塔内与溶剂进行萃取蒸馏，塔顶蒸出的主要为非芳烃蒸汽，直接进入非芳烃蒸馏塔DA-802底部以回收非芳烃中夹带的少量溶剂，含极少量芳烃和溶剂的非芳烃作为抽余油送往油品车间。抽提蒸馏塔底富溶剂送往溶剂回收塔DA-803，经过减压蒸馏，苯、甲苯从塔顶蒸出，经冷却后进入回流罐FA-802，回流罐设分水包以分出系统中的水，水经GA-807

47、A/B抽出后作为溶剂再生的汽提水。回流罐中的一部分苯、甲苯作为回流返回塔内，其余部分送往中间罐区芳烃分离进料储罐FB-803。塔釜贫溶剂由贫溶剂泵GA-805A/B加压后，绝大部分送去EA-804、EA-806、EA-809、EA-801进行换热，以回收能量，并最终返回抽提蒸馏塔循环利用，少部分去溶剂再生塔（DA-804）进行蒸发再生。来自罐区芳烃分离进料储罐FB-803的混合芳烃(苯和甲苯)，经过白土塔FA-808处理后进入苯/甲苯塔DA-806，在DA-806塔中，塔顶用空冷器EC-805冷却后自流入受槽FA-809，用单温差控制回流量，侧线采出高纯度的苯经冷却后去苯产品罐FB-106，塔

48、底液送到混合芳烃罐FB-201。,吸附分离单元 来自二甲苯塔DA-152塔顶回流罐FA-153的物料进入到吸附进料罐FA-263，在进料泵GA-251的作用下经进料过滤器进入转阀，通过转阀分配进入到吸附塔中进行吸附，吸附后的物料通过转阀经抽余液调节阀控制进入到抽余液塔DA-252中。解吸剂从解吸剂缓冲罐FA-259中在GA-260的作用下经解吸剂过滤器泵送至转阀，经转阀进入吸附塔中，对吸附后的物料进行解吸，解吸后的物料经转阀在FRC-2512的作用下进入到抽出液塔DA-253中。抽余液塔塔底物料为纯净的解吸剂，经GA-261泵送至FA-259，解吸剂循环使用，塔顶物料侧线采出至异构化进料缓冲罐

49、FA-256中，作为异构化进料。抽出液塔底物料为纯净的解吸剂，经GA-262泵送至FA-259，解吸剂循环使用，塔顶物料富含对二甲苯，含有少量甲苯、乙苯、邻二甲苯，由GA-255泵送至成品塔DA-254中。成品塔塔顶为轻组分，主要为甲苯，送往FA-103，塔底物料为纯度较高的对二甲苯产品，送往罐区FB-254。,歧异单元歧化部分 来自芳烃分馏单元的甲苯和C9A原料混合后经进料泵GA-202加压，与来自循环氢压缩机GB-201出口的循环氢混合，经反应器进料出料换热器EA-201换热后，再由加热炉BA-201加热到反应温度，进入反应器DC-201中反应，反应产物经反应器进料出料换热器EA-201换

50、热后，再由产品冷凝器EA-206冷却，进入产品分离罐FA-202进行气液分离，气体进入循环氢压缩机进行压缩后返回反应器进料中，液体压入汽提塔DA-201中，分离出C6以下组分后进入分馏单元的原料罐FB-103中。歧异单元异构化部分 来自吸附分离单元抽余液塔DA-252的侧线馏出物一抽余液和一部分来自吸附单元DA-151塔顶的乙苯含量较高的二甲苯物料混合进入进料缓冲罐FA-256，FA-256中物料经GA-301加压，与来自循环氢压缩机GB-301出口的循环氢混合，经反应器进料出料换热器EA-301换热后，再由加热炉BA-301加热到反应温度，进入反应器DC-301中反应，反应产物经反应器进料出