烯烃分离装置基础知识.docx
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烯烃分离装置基础知识
神华包头
煤化工公司
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，XX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。
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目录
1
装置概述
3
2
技术分类及特点
3
3
装置设计基础
3
4
装置生产工艺原理
9
5
装置工艺流程说明
13
6
装置主要控制回路简介
17
7
装置主要控制回路简介
19
8
装置布置简介
30
9
装置三废排放简介
31
1装置概述
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ABBLummus进行工艺包设计和基础工程设计。
同时ABBLummus将部分基础工程设计工作转包给中石化上海工程公司。
2技术分类及特点
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；无乙烯制冷压缩机，无深冷系统。
3装置设计基础
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原料规格（见表3.4—1~表3.4—5）
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
2.98
3.14
3.25
氢气
0.11
0.17
0.37
0.1--0.5
氮气
0.19
0.19
0.19
0.1--0.4
二氧化碳
0.15
0.08
0.13
0.06--0.16
一氧化碳
0.11
0.23
0.37
0.1--0.4
氧气
0.00095
0.00095
0.00094
0.001--0.016
氮氧化物
2.98E-08
2.98E-08
2.95E-08
0.2ppb
甲烷
0.58
1.75
1.81
0.5--2.3
乙烷
1.33
0.78
1.47
0.7--1.5
乙烯
32.91
39.12
41.82
32--42
乙炔
0.005
0.002
0.005
0.002--0.04
丙烷
4.66
2.57
3.15
2.3--5.0
丙烯
41.88
39.06
34.18
34--43
甲基乙炔
0.0005
0.00023
0.0005
0.0002--0.002
丙二烯
0.0005
0.00023
0.0005
0.0002--0.002
环氧丙烷
0.009
0.004
0.009
0.003--0.01
正丁烷
0.92
0.43
0.36
0.3--1.0
异丁烷
0.02
0.02
0.02
1-丁烯
0.37
0.38
0.58
9.0--12
异丁烯
0.03
2.69
2.38
顺-2-丁烯
3.95
2.89
2.62
反-2-丁烯
5.58
3.97
3.61
1，3丁二烯
0
0.22
0.15
丁炔
0.02
0.02
0.02
正戊烷
0.06
0.06
0.06
2.9--4.5
异戊烷
0.03
0.03
0.03
C6+
2.83
2.88
3.19
甲醇
0.004
0.1
0.09
0.01--0.2
二甲醚
1.16
0.08
0.01
0.01--1.17
乙醇
0.02
0.02
0.02
0.01--0.03
丙醛
0.02
0.02
0.02
0.02--0.04
丙酮
0.03
0.03
0.03
0.03--0.05
甲基乙基酮
0.02
0.02
0.02
0.02--0.04
乙酸
0.001
0.001
0.001
0.001--0.002
苯
0.02
0.02
0.02
0.02--0.03
表3.4—2PP循环气规格
组成
数量
单位
丙烯
91.36
wt%
丙烷
0.46
wt%
氧
6996
Ppmvol
一氧化碳
3061
ppmvol
二氧化碳
9620
ppmvol
表3.4—3富丙烷排放液规格
组成
数量
单位
丙烯
15.4
wt%
丙烷
84.6
wt%
表3.4—4氢气规格
组成
规格
PSA氢气
99.9mol%
表3.4—5开工用C4规格
组成
规格（工况1）
乙烷，乙烯
0wt%
丙烷
0.38wt%
丙烯
0.27wt%
正丁烷
15.38wt%
异丁烷
33.09wt%
异丁烯
17.98wt%
顺二丁烯
19.15wt%
反二丁烯
13.62wt%
C5及以上组分
0.13wt%
3.5产品规格（见表3.5—1~表3.5—4）
表3.5—1聚合级乙烯规格
组成
含量
乙烯
≥99.95%vol
甲烷＋乙烷
≤500ppmvol
丙烯及以下重组分
≤10ppmvol
氢
≤5ppmvol
一氧化碳
≤2ppmvol
二氧化碳
≤2ppmvol
总羰基（以MEK计）
≤1ppmvol
氧
≤1ppmvol
乙炔
≤4ppmvol
硫化物（以硫化氢计）
≤1ppmvol
甲醇
≤1ppmvol
水
≤1ppmvol
MAPD
≤5ppmvol
总含氮量（以氮计）
≤5ppmvol
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
≤20ppmvol
MAPD
≤5ppmvol
丁二烯
≤1ppmvol
丁烯
≤1ppmvol
氧
≤1ppmvol
一氧化碳
≤2ppmvol
二氧化碳
≤5ppmvol
氢
≤5ppmvol
总硫化物
≤1ppmwt
水
≤5ppmwt
甲醇
≤1ppmwt
乙炔
≤2ppmvol
乙烷
≤200ppmvol
氧化物含量
≤1ppmwt
表3.5—3混合C4产品规格
组成
含量
C3及C3以上组分
≤0.5％wt
C5及C5以下组分
≤0.5％wt
表3.5—4C5以上产品规格
组成
含量
C4及C4以上组分
≤0.5％wt
3.6辅助材料、催化剂和化学品规格
3.6.1干燥剂
1、反应气干燥器干燥剂
牌号分子筛UOP型3A-EPG-2或3A-EPG
形状1/8”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
2、液体凝液干燥器干燥剂
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
3、乙烯干燥器干燥剂
牌号分子筛UOP型3A-EPG
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
4、丙烯产品干燥器干燥剂
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）
干燥器运行时间48小时
预计使用寿命3～5年
5、乙炔转化器催化剂
牌号加氢催化剂Sud-ChemieInc.,Ole/Max
201（G-58C）,
形状2-4mm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
1、碱
规格商业级（32％wt氢氧化钠）
浓度32％wt氢氧化钠
消耗量1002kg/h
2、压缩机洗油
规格轻循环油
消耗量300kg/h
3、黄油阻聚剂
型号EC3430A（Nalco提供）
用法15～40ppmwt（每个注入点）
消耗量最大27kg/h
4、反应气压缩机阻聚剂
型号EC3144A（Nalco提供）
用法10ppmwt（每个注入点）
消耗量最大11kg/h
5、除氧剂
型号EC3002A（Nalco提供）
用法5ppmwt（每个注入点）
消耗量最大10kg/h
6、脱丙烷塔阻聚剂
型号EC3214A（Nalco提供）
用法25ppmwt（每个注入点）
消耗量最大8kg/h
7、C4产品抗氧化剂
型号EC3071A（Nalco提供）
用法50ppmwt（每个注入点）
消耗量最大2kg/h
h脱丁烷塔阻聚剂
型号EC3267A（Nalco提供）
用法150ppmwt（每个注入点）
消耗量最大1kg/h
8、开车及不合格丙烯
规格99.6mol％
用法开车用或丙烯制冷系统补充用
消耗量最大40m3/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6t/h（间歇）
4装置生产工艺原理
4.1裂解气的净化与分离
原料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。
4.1.1裂解气的压缩
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。
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。
4.1.2吸入管线注水
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、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。
4.1.3酸性气体的脱除
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，可以除净到几个ppm以下：
主要反应方程式如下：
CO2+2NaOHNa2CO3+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。
下段碱浓度为4.21%左右，中段碱浓度为4.03%左右，上段碱浓度为0.68%左右，顶段采用水洗，以除去裂解气体中夹带的碱。
4.1.4脱水
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，为了促进脱附，可用干燥的N2加热至200～250℃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。
4.1.5气相催化加氢法脱炔
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α-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，否则会增加扩散阻力，一般总压可控制在20~35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1~5PPm。
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:
1~3:
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。
5装置工艺流程说明
5.1烯烃分离单元流程说明
5.1.1原料气压缩、酸性气体脱除和废碱处理
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℃。
裂解气首先在干燥器进料1号冷却器中与脱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。
5.1.2裂解气气相和液相干燥
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。
5.1.3再生部分
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。
5.1.4脱丙烷和乙炔加氢系统
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和较重的组分作为脱丁烷塔的进料。
低压脱丙烷塔塔顶操作
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