乙烯装置操作手册.

中国河南中原石化有限责任公司
18万吨/年乙烯装置操作手册
再版说明
本手册是在1994年5月出版的《乙烯装置操作手册》的基础上，根据2000年中原乙烯18万吨乙烯/年改造项目的设计条件修改、增补而编成的。

仅供与本装置操作及检修的有关人员操作参考用。

本手册第一部分至第七部分的修订工作由阮球耀完成，第八部分由阮球耀、李国荣完成，第九部分由王承刚、裴栋中、李国荣、董运文、阮球耀完成。

校对工作由李海周、赵国利、阮球耀完成。

由于我们翻译水平有限，时间仓促，本手册仍有许多不尽人意之处，恳请谅解。

如果在阅读中发现错误，以原版英文、设计单位及制造商厂家的说明书为准。

乙烯车间
2003年8月
1
2 目录
第一部分序言。

（6）第二部分装置的说明。

（8）
2.1 装置组成。

（9）
2.2 生产能力和操作方式。

（10）
2.3 工艺叙述。

（10）
2.4 工艺设计基础。

（19）第三部分操作变量及控制。

（50）
3.1 原料预处理。

（51）
3.2 裂解炉。

（58）
3.3 汽油分馏塔和粘度控制塔。

（81）
3.4 急冷塔。

（92）
3.5 稀释蒸汽系统。

（96）
3.6 裂解气压缩系统。

（103）
3.7 碱洗/水洗塔。

（108）
3.8 凝液汽提塔。

（110）
3.9 汽油汽提塔。

（112）
3.10 裂解气干燥器。

（113）
3.11 苯洗塔。

（114）
3.12 废碱预处理系统。

（116）
3.13 深冷系统。

（117）
3.14 脱甲烷塔。

（127）
3.15 氢气处理系统。

（130）
3.16 甲烷制冷压缩机。

（133）
3.17 燃料气压缩机。

（136）
3.18 脱乙烷塔。

（137）
3.19 乙炔加氢系统。

（140）
3
3.20 C 2绿油吸收罐和乙烯干燥器。

（144）
3.21 乙烯精馏塔和乙烯汽提塔。

（146）
3.22 乙烯产品输送系统。

（150）
3.23 脱丙烷塔和丙烯干燥器。

（151）
3.24 C 2加氢系统。

（155）
3.25
丙烯精馏系统。

（158） 3.26
脱丁烷塔。

（161） 3.27
丙烯制冷系统。

（162） 3.28
乙烯制冷系统。

（169） 3.29
裂解汽油加氢（D P G ）装置。

（173） 第四部分
特殊设备。

（183） 4.1
裂解炉。

（184） 4.2
废热锅炉和汽包。

（185） 4.3
急冷器。

（186） 4.4
膨胀节。

（187） 4.5
输送线阀。

（187） 4.6
板翅式换热器。

（188） 4.7
离心式压缩机。

（188） 4.8
注油系统。

（189） 4.9
加热和冷却的特殊注意事项。

（189） 4.10
注硫系统。

（189） 4.11
抑制剂系统。

（190） 4.12
裂解汽油加氢（D P G ）装置。

（190） 第五部分
安全。

（192） 5.1
总则。

（193） 5.2
管路隔离和设备开启。

（193） 5.3
大容器开启。

（194） 5.4 气体探测。

（199）
4 5.
5 催化剂和化学品处理。

（199）5.
6 催化剂的卸料。

（200）5.
7 泄压的火炬系统。

（200）5.
8 消防系统。

（201）5.
9 污水管。

（201）5.10 安全淋浴器和洗眼器。

（202）5.11 极限温度。

（202）5.12 裂解炉的安全。

（202）5.13 汽油分馏塔。

（203）5.14 氢气处理系统。

（203）5.15 乙炔凝固的可能性。

（204）5.16 氮氧化物冻堵的可能性。

（205）5.17 汞脆化的可能性。

（206）5.18 乙炔反应器失控。

（206）5.19 C
3
加氢反应器失控。

（207）5.20 裂解汽油加氢（DPG）装置。

（207）
第六部分开车规程。

（209）
6.1 乙炔装置试车前的准备。

（210）
6.2 裂解汽油加氢（D P G）装置试车前的准备。

（230）
6.3 乙烯装置的开车。

（232）
6.4 裂解汽油加氢（D P G）装置的开车。

（261）第七部分停车。

（269）
7.1 乙烯装置的计划停车。

（270）
7.2 裂解汽油加氢（D P G）装置的计划停车。

（281）
7.3 乙烯装置的事故停车。

（284）
7.4 裂解汽油加氢（D P G）装置的事故停车。

（307）第八部分特殊规程。

（311）
8.1 裂解炉清焦。

（312）
8.2 裂解炉操作记录。

（332）
8.3 裂解炉仪表的维护。

（333）
8.4 烧咀维护。

（334）
8.5 高温计测温。

（335）
8.6 检查规程。

（336）
8.7 催化剂再生系统。

（339）
8.8 甲烷化反应器。

（341）
8.9 乙炔转化器。

（342）
8.10 丙二烯转化器。

（345）
8.11 干燥器的再生。

（350）
8.12 甲醇的注入。

（354）
8.13 裂解汽油加氢（D P G）装置。

（355）第九部分其它特殊操作操作。

（364）
9.1 E-GB/GT201开车方法。

（365）
9.2 E-GB/GT501压缩机操作法。

（376）
9.3 E-GB/GT601操作法。

（395）
9.4 E-GB350开车方案。

（403）
9.5 E-GB351开车方案。

（408）
9.6 E-GB304开车方法。

（408）
9.7 E-GA901CN操作法。

（410）
9.8 E-GA107CN操作说明。

（412）
9.9 E-BA103和E-BA104吹灰器的使用方法。

（412）
9.10 水处理操作法。

（414）
9.11 反渗透操作法。

（424）
9.12 开工锅炉操作法。

（426）
5
第一部分序言6
第一部分序言
这本操作手册是为河南省中原石化有限责任公司年产18万吨乙烯装置制定的。

本操作手册仅作为与本装置操作和检修有关人员的指导和参考。

并不包括乙烯装置操作中应采取的每个过程和每个步骤。

因此，本手册要把所有可能的意外事故和紧急事故包括在内是不切实际的。

这里只说明最基本的情况。

本手册所提到的一些步骤的操作条件需要装置的管理人员进一步的改进来满足不正常条件和事故的条件。

装置开车之前，其他的和更详细的操作条件与步骤必须由装置的管理人员给予说明。

为了安全有效的操作装置，要求所有操作人员都必须充分熟悉装置操作的全部细节和所有运行设备的功能。

对于超出本手册的那些详细内容可查阅基础设计工艺包、机械说明书、厂家数据手册和特殊规程、技术数据手册等。

本操作手册包括的所有已申请专利和可申请专利的内容，以及/或机密资料均属鲁姆斯公司、设计单位、制造厂家所有。

使用本操作手册的条件是：没有鲁姆斯公司、设计单位、制造厂家的书面允许，用户不得全部或部分复制操作手册，也不得复制其中有关内容。

除装置的操作和检修外，本操作手册不能用于其它的任何目的。

7
第二部分装置的说明8
9 第二部分 装置的说明
2．1 装置的组成
中原石油化工有限责任公司位于中华人民共和国河南省，它由界区内（ISBL ）工艺装置，界区内（ISBL ）辅助装置和界区外（OSBL ）装置（由另一方设计）组成，界区内（ISBL ）装置可生产聚合级乙烯、聚合级丙烯、加氢裂解汽油和其它副产品。

界区内（ISBL ） 设施
界区内（ISBL ）设施包括下列工艺区：
区 说 明
100 原料预处理，裂解炉，汽油分馏，粘度控制，急冷系统，工艺水
汽提和稀释蒸汽发生。

200 裂解气压缩，用碱洗脱除酸性气体，裂解气干燥，苯洗，废碱预
处理和凝液汽提、汽油汽提。

300 裂解气深冷，脱甲烷，氢气-甲烷膨胀/压缩机，甲烷化和氢气干
燥、甲烷制冷、燃料气压缩机。

400 脱乙烷，乙炔加氢，乙烯精馏，乙烯产品输送系统，脱丙烷，C 3
加氢，丙烯精馏和脱丁烷。

500 丙烯制冷。

600 乙烯制冷。

700 两段裂解汽油加氢和分馏。

范 围
本装置不包括没列在界区内（ISBL ）设施中的任何工艺装置或公用工程及辅助装置，不包括备件，检修用品，化学药品，催化剂等，它们另外提供。

装置操作需要的所有其它设施由业主自己提供。

乙烯装置的一般说明
所设计的乙烯装置是将新鲜的轻烃和石脑油（(Nap)液体进行裂解来产生
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聚合级乙烯。

所产乙烷和丙烷循环裂解。

乙烯装置也同时产出下列副产品：
—氢气
—甲烷
—燃料气
—聚合级丙烯
—混合C 4，S
—作为燃料的C 5，S
—加氢的C 6～C 8中心组份
—C 9-200℃重汽油
—裂解柴油/裂解燃料油
2．2 生产能力和操作方式
按下面提供的混合原料，每年操作8000小时，设计的乙烯装置可生产聚合级乙烯和丙烯量如下：
新鲜原料 乙烯（吨/年） 丙烯（吨/年） C 3=/C 2=
情况1 C 2°/C 3°/C 4° 181，544 73，644 0.27
Nap
情况2 C 2°/C 3°/C 4° 181，440 70，640 0.27
Nap
2．3 工艺说明
按照工艺流程图所示，下面是工艺流程的简要说明。

区100—原料预处理
从界区来的乙烷原料首先通过冷凝丙烯冷剂进行汽化，然后送胺洗单元脱除酸性气体。

乙烷原料含有大量的二氧化碳（CO 2） 和大量的硫，采用传统的MEA 脱除
CO 2酸性气体。

采用前脱除系统是因为能量消耗和设备费用比后脱除系统低。

也因为前脱除系统消除了后脱除系统所涉及的腐蚀问题。

乙烷原料在酸性气体吸收塔中与15 %（wt ）的单乙醇胺（MEA ）溶液逆流
11
接触，然后处理过的乙烷原料在吸收塔的上部进行水洗，以防止夹带MEA 并进入裂解炉。

脱除后的乙烷原料中CO 2的含量降到100 ppm （mol ）。

离开吸收塔底部的富MEA 溶液与贫MEA 进行热交换，汽提出CO 2，再循环
返回吸收塔。

分离出的CO 2排入大气。

区100—原料汽化
C 3/C 4原料都用泵从贮罐中打出，送入裂解炉之前进行汽化。

C 3/ C 4原料送
往C 3汽化罐和循环丙烷一起先用丙烯制冷压缩机排出物流汽化，然后再用低压
（LP ）蒸汽汽化。

C 3/C 4原料也可用低压蒸汽直接汽化，石脑油液体原料用急冷
水预热，然后送入裂解炉。

区100—原料的灵活性
对于情况1和情况2处理每种原料的炉子数如下：
操作炉子数 每种原料连接的炉子数
原料 情况1 情况2
C 2°/ C 3°/C 4°及循环C 2° C 3° 1 1
Nap 4 4
操作炉子总数 5 5
备用炉数 1 1
C 2°原料与C3°和C4°原料一起共裂解。

混合原料与4台炉子连接。

石
脑油原料与五台炉子连接。

剩余一台备用炉即可裂解轻烃原料，也可裂解石脑油原料。

这样设计为在同一裂解炉中炉管平衡和裂解不同原料提供了高度的灵活性。

区100—裂解和急冷
提供5台SRT —IV HS 型裂解炉和1台CBL-IV 型裂解炉。

通常五台炉子操作，一台炉子备用。

备用炉使得装置在清焦操作期间可以连续运行。

罐区来的液体原料用急冷水预热后送入裂解炉。

送入裂解炉之前，循环乙烷在深冷系统中用裂解气汽化，在冷箱中用丙烯冷剂预热，再和新鲜乙烷原料一起用急冷水预热，然后送入裂解炉。

原料经流量控制进入每台炉子的四组辐
射炉管。

注入稀释蒸汽之前，烃在对流段最上部炉管中预热，在流量控制下稀释蒸汽加入全部炉子进料中。

进入辐射炉管之前，烃/蒸汽混合物返回到对流段进一步预热。

SRT-IV型裂解炉的四组炉管出口在炉膛内两两合并送入每台炉的两个废热锅炉（TLE）内。

CBL-IV型裂解炉的四组炉管出口在炉膛内汇合后送入每台炉的四个废热锅炉内。

废热锅炉（TLE）产生12，000 KPa（G）的蒸汽，通过热虹吸管联接到每台裂解炉的蒸汽包上。

进入每台汽包的锅炉给水用急冷油和对流段的烟道气预热。

TLE中产生的超高压蒸汽，在裂解炉对流段的过热盘管中过热到520 ℃。

过热盘管的出口温度通过注入BFW到部分过热蒸汽中来控制。

减温之后，超高压蒸汽返回到对流段，最终过热到要求的温度。

从TLE出来的炉子流出物汇合在一个总管中，用油急冷后送入汽油分馏塔。

在汽油分馏塔中，裂解气进一步冷却。

从汽油分馏塔底采出裂解燃料油产品，并送入粘度控制塔。

裂解柴油产品从汽油分馏塔侧线采出，一部分进入粘度控制塔，另一部分与裂解燃料油混合后经急冷水冷却器送入贮罐。

塔顶物流为汽油和轻组份。

汽油分馏部分包括一个用来保持循环急冷油粘度在可接受范围的粘度控制塔。

通过在粘度控制塔中用蒸汽从裂解燃料油中汽提出中间馏份，并且将这个中间馏份送回汽油分馏塔来实现。

这样，可保持循环急冷油中富有中间馏份，从而保持低粘度和高沸点。

从裂解气中回收的热量主要用于通过一个循环急冷油系统产生稀释蒸汽。

急冷油的热量也用于预热锅炉给水。

汽油分馏塔用急冷塔中冷凝的汽油回流。

汽油分馏塔的塔顶气体用急冷塔中的循环急冷水直接逆流接触而被冷却和部分冷凝。

从急冷塔来的热循环水给工艺用户提供了低能位的热量，即为原料预热器，裂解气加热器，脱乙烷塔再沸器，丙烯精馏塔再沸器和中间再沸器提供热。

急冷水用冷却水进一步冷却，急冷塔顶部出来的气体送入裂解气压缩机。

急冷塔中冷凝的汽油在急冷塔底部从循环急冷水和冷凝的稀释蒸汽中分离出来。

一部分冷凝烃返回汽油分馏塔作为回流液，剩余的部分与低压脱丙烷塔底
12
13
馏份一起送到贮罐或裂解汽油加氢装置。

区100—工艺水汽提和稀释蒸汽发生
在急冷系统中冷凝的稀释蒸汽进入工艺水汽提塔，用再沸器中的蒸汽来汽提。

如果要求除去酸性气体和挥发性烃，就用新鲜蒸汽汽提。

处理后的工艺水在稀释蒸汽发生器中用中压蒸汽和急冷油汽化。

产生的蒸汽用中压蒸汽过热之后，进入裂解炉作为稀释蒸汽重新使用。

区200—裂解气压缩、裂解气干燥、冷凝液汽提和汽油汽提
急冷塔顶气体在带有段间冷却的五段离心式裂解气压缩机中，从30 kPa （G ）压缩到3，658 kPa （G ）。

在裂解气压缩机三段和四段之间，裂解气用碱洗涤以除去酸性气体。

从碱洗水洗塔出来的废碱用汽油洗涤之后送入贮罐。

裂解气压缩机五段排出气用水冷却，然后用脱乙烷塔进料和丙烯冷剂深冷，接着在两台分子筛干燥器中干燥。

一台干燥器使用，另一台再生，两台循环操作。

干燥器用高压甲烷和/或燃料气再生。

干燥的15 ℃裂解气送入苯洗塔，在苯洗塔中把苯脱除到合格的水平，以防止其在深冷系统温度下结冰。

苯洗塔塔顶馏出物用脱乙烷塔进料冷凝。

塔底物流用泵送到裂解气干燥器进料罐凝液加热器E-EA211。

从裂解气干燥器进料罐来的液态烃也送入E-EA211。

在E-EA211中，轻烃气体被急冷水汽化并送回裂解气干燥器进料罐。

E-EA211来的液态烃送到凝液汽提塔作为进料。

在凝液汽提塔中，乙烷和较轻的组份用蒸汽加热再沸器产生的汽体汽提出来。

塔顶物流再循环到裂解气压缩机四段吸入罐，塔底物料送到低压脱丙烷塔。

随着较重组份（大多数为C 3S ）从凝液汽提塔底部送往低压脱
丙烷塔而排出系统，压缩机循环减少。

裂解气压缩机第三段排出罐的凝液返回到其二段吸入罐，在其中进行油水分离，其冷凝水随后返回到一段吸入罐，再到急冷塔。

二段吸入罐的烃类被送入汽油汽提塔。

在汽油汽提塔中，C 4S 及较轻的组份被用蒸汽加热的再沸器汽
提出来，返回一段吸入罐，塔底物料经循环水冷却后送到粗裂解汽油贮罐。

区200—废碱预处理
14 从碱洗/水洗塔来的废碱与急冷塔来的汽油混合，以除去夹带的烃。

废碱/
洗涤汽油物流进入聚结器中，将洗涤汽油从废碱中分离出来，汽油物流进入第二个聚结器，在这里所有夹带的碱或水都从汽油中分离出来，所有游离出来的水与废碱物流混合后，送入氧化反应器做进一步处理。

洗涤汽油返回急冷塔。

区300—裂解气深冷
从苯洗塔回流罐来的裂解气用工艺和机械制冷逐渐冷却到大约-72℃。

在脱甲烷塔1号进料分离罐中分离出的凝液通过自身热交换后，分两股进入脱甲烷塔。

从1号分离罐来的裂解气用尾气和最冷级别的乙烯冷剂深冷到-98℃。

在2号分离罐中形成的凝液直接送到脱甲烷塔。

从2号分离罐来的气体在板翅式换热器中与氢和甲烷尾气换热，并通过循环液体的汽化进一步深冷后送入3号分离罐。

在3号分离罐中形成的凝液直接送到脱甲烷塔。

在低负荷下，这个罐来的液体和从2号分离罐来的部分液体在脱甲烷塔冷凝器中蒸发，以提供冷量。

从3号分离罐顶来的部分气体在透平膨胀中膨胀到燃料气压力，进一步为脱甲烷塔冷凝器提供冷量。

这股物流剩余部分进一步加以净化以提供本装置所需氢气和输出厂外。

氢气的净化是在两段的绝热焦耳—汤姆逊（JT）热交换系统中进行的，所需的冷量通过液体甲烷在此系统中的低压汽化得到。

JT膨胀系统产生两股富甲烷液体物流，它们在裂解气压缩机吸入压力下汽化并再热以提供冷量。

这样产生95 %（mol）以上的富氢气体，氢气物流再加热，进行催化甲烷化，然后在分子筛干燥系统中干燥。

生产的氢气用于乙炔转化器，MAPD转化器，裂解汽油加氢装置，也输出界区外。

区300—脱甲烷塔
从裂解气深冷系统来的进料送到脱甲烷塔的相应塔板上，该塔的操作压力应使塔顶甲烷产品在送往燃料气系统之前刚好满足干燥器再生的要求。

用从氢气/甲烷透平膨胀机中得到的冷量来提供塔回流，也用来自脱甲烷塔进料分离罐的液体甲烷和甲烷制冷压缩机的液体甲烷提供补充冷量。

脱甲烷塔塔底再沸器和中间再沸器的热量都由裂解气提供。

塔底产品用乙烯冷剂和丙
烯冷剂再加热之后分为两股物流。

一股直接送入脱乙烷塔。

另一股先与裂解气进一步预热，然后再送入脱乙烷塔。

脱甲烷塔顶尾气一部分在深冷系统中再加热后用于干燥器再生，然后送入燃料系统。

另一部分在回流罐顶进入甲烷制冷压缩机进/出料换热器，经压缩后与进料交换冷量并用乙烯冷剂过冷，为脱甲烷塔顶冷凝器和冷箱换热器提供冷量。

节流后的甲烷和来自氢气分离系统的富甲烷物流经燃料气压缩机压缩后用于干燥器再生，再进入燃料系统。

区400—脱乙烷、乙炔加氢和乙烯精馏
如上所述，脱甲烷塔底部物流分为两股物流送入脱乙烷塔。

脱乙烷塔塔顶物流在一个部分冷凝器中用丙烯冷剂冷凝，冷凝液作为本塔回流。

脱乙烷塔用急冷水再沸。

备用再沸器用低压蒸汽加热。

通过选择加氢转化成乙烯和乙烷的方法将乙炔从脱乙烷塔顶物流中除去。

这要使用一个双床层转化器流程。

并设有一个备用的转化器供催化剂再生，以便在不间断连续操作下用过热蒸汽和空气的混合物对催化剂再生。

氢气加到脱乙烷塔顶气体中，然后脱乙烷塔顶气体用转化器出料和低压蒸汽预热，预热的物流通过催化剂。

温度的上升与加到进料中的氢气的百分含量成比例。

系统中装有一个安全监控器，当转化器超温时，切断氢气。

催化剂床层之间有中间冷却器。

转化器出料用水冷却并与转化器进料换热。

反应的副产品是种叫绿油的乙炔聚合物。

绿油妨碍乙烯精馏塔进料的干燥，而干燥主要是避免结冰的问题。

为此，将自乙炔转化器来的冷却后物流在绿油吸收罐中与从乙烯精馏塔侧线采出的乙烯/乙烷液体逆流接触，将绿油除去。

绿油罐底物料循环到脱乙烷塔。

所含的绿油与脱乙烷塔底物流一起送到高压脱丙烷塔，最终进入粗裂解汽油中。

绿油罐顶气体经过分子筛干燥器后进入乙烯精馏塔。

乙烯精馏塔有一个塔底再沸器和两个中间再沸器，以便能最大限度的回收这个塔的冷量，中间再沸器用裂解气和乙烯制冷压缩机排出物加热，主再沸器用丙烯冷剂加热。

该塔用-40 ℃的丙烯冷剂冷凝。

从乙炔转化器来的过量氢气返回裂解气压缩机。

提供一个尾气冷凝器以使循环气中的乙烯含量降到最小
15
16
值。

从乙烯精馏塔底采出的乙烷用裂解气汽化，并在冷箱中用丙烯冷剂进一步加热后送到裂解炉。

从乙烯精馏塔回流泵得到高压（HP ）乙烯产品，并送到乙烯汽提塔。

在乙烯汽提塔中，汽提出CO 和其它轻组份，塔顶气体与乙烯精馏塔顶全部气体汇合在一起。

乙烯汽提塔通过冷凝丙烯冷剂气体进行再沸，乙烯汽提塔底的液体乙烯产品用泵送到贮罐。

通过一台输送泵将乙烯产品从这些贮罐中打出，这种液体乙烯产品用裂解气和丙烯冷剂进行气化和过热，然后作为气体产品送出界区。

区400—脱丙烷和脱丁烷
这部分的目的是从脱乙烷塔底和凝液汽提塔底物料中将C 3组份与C 4组份
以及更重组份分离开，并从汽油组份中分出混合C 4，S 。

凝液汽提塔底物料是低压脱丙烷塔的进料。

低压脱丙烷塔的操作压力应能满足用第三级丙烯冷剂使塔顶气体全部冷凝。

部分凝液用作回流，塔顶产品用泵送到高压脱丙烷塔。

低压脱丙烷塔底再沸器用低压蒸汽加热。

含C 4，S 和更
重组份的塔底物流送往脱丁烷塔。

脱乙烷塔底物料是高压脱丙烷塔的另一股进料，高压脱丙烷塔顶部气体用冷却水冷却，部分凝液用作回流，塔顶产品用泵送到MAPD 转化系统。

高压脱丙烷塔底再沸器用低压蒸汽加热，塔底物流送到低压脱丙烷塔。

脱丁烷塔塔顶物流用冷却水冷凝，再沸器用低压蒸汽加热。

脱丁烷塔的塔顶物流作为混合C 4产品送出界区。

塔底产品与从急冷塔来的汽油合并一起作为未处理的裂解汽油产品。

用冷却水冷却后，该物流送往裂解汽油加氢装置。

区400—甲基乙炔/丙二烯加氢和丙烯精馏
在这一部分，C 3物流中的MAPD 经反应生成丙烷和丙烯。

脱丙烷塔顶物流
通过分子筛干燥器保证除去残余的水份以后，送到MAPD 转化系统。

转化器系统包括两台转化器，一台在线，一台备用。

这样，反应器再生时不会中断装置的操作。

含MAPD 的进料与氢气混合并通过催化剂床层，流出物含有小于10 ppm 的
17
MAPD ，最后从丙烯精馏塔底送出本系统。

从转化器流出物分离罐出来的一部分液体循环回来以稀释转化器进料，由于转化器进料中MAPD 的浓度较低，减小了转化器的温升和丙烯的汽化。

净的转化器流出物送往丙烯精馏塔。

丙烯精馏塔系统把进料分离成聚合级丙烯产品和塔釜的丙烷产品。

塔压的选择应能使塔顶物料可用冷却水冷凝。

聚合级丙烯产品直接送入贮罐，从这个贮罐中用泵将丙烯产品送出界区。

循环丙烷返回裂解炉和新鲜丙烷原料一起裂解。

另外，冷却后的塔底产品可以送往界区作为C 3 LPG 产品。

区500—丙烯制冷
丙烯制冷系统是一个使用蒸汽透平驱动的离心式四段压缩机的闭路系统。

该系统可提供四个级位的冷剂：-40 ℃，-24 ℃，-7 ℃和15 ℃。

压缩机排出的气用冷却水冷凝。

从工艺低温热源回收冷量。

区600—乙烯制冷
乙烯制冷系统提供三个级位的冷剂即：-101 ℃，-75 ℃，和-63 ℃。

它是一个用蒸汽透平驱动的离心式三段压缩机的闭路系统。

压缩机排出气先用冷却水冷却，再部分地用丙烯冷剂降温。

排出气体进一步在乙烯精馏塔中间再沸器中降温和冷凝。

还设有一台使用丙烯冷剂的开工冷凝器。

深冷系统中的尾气和脱乙烷塔进料的冷量，可以通过换热，使收集罐出来的液态冷剂过冷的方法来回收。

裂解汽油加氢装置（DPG ）装置
在裂解汽油加氢装置中，利用鲁姆斯公司的DPG 工艺，从C 5—205℃裂解
汽油分离出C 6—C 8中心馏份，并加以处理。

工艺流程编在本书的工艺流程图（DWg.No.E7328—07001A/B ）中。

区700—预分馏
粗裂解汽油从界区送往脱戊烷塔，在脱戊烷塔中，C 5和更轻的化合物作为
塔顶产品被分出。

18 来自脱戊烷塔回流罐的C
5
产品送到贮罐，再用泵送到燃料系统。

原料中含
的水份被带入塔顶物流，从回流罐的水槽中排出。

用中压蒸汽再沸，塔顶物流用冷却水冷凝。

从脱戊塔来的塔底产品送往BTX塔。

在BTX塔中，C
9
和更重的化合物作为塔底产品被分出，冷却后送往液体燃料系统。

该塔在负压下操作，以减少塔底高温引起的结焦。

再沸器中用中压蒸汽加热，用泵打循环，塔顶物流用冷却水冷凝，并设有一个冷剂尾气冷凝器，以便把夹带到真空系统中的烃类减到最小量。

塔顶的C
6～C
8
产品通过一个沉降分离罐进入一段进料缓冲罐，以防止可能
的蒸汽或泄漏的冷却水进入反应器。

区700—DPG一段
从缓冲罐来的C
6～C
8
中心馏份用泵加压到反应器压力，与循环液体混合后
送往反应器，补充的氢气也送往反应器。

C 6～C
8
中心馏分中的双烯烃，苯乙烯和一小部分单烯烃在一段反应器中加
氢。

由于反应放热引起的温升用液体产品循环来控制。

反应器的入口温度随催化剂活性下降而要求逐渐提高。

因此要通过改变液体循环量来控制温度。

当达到操作温度范围上限时，就要使用常规的蒸汽/空气方法在反应器中对催化剂进行再生。

为保证反应器中的氢分压，反应器需要加入过量的氢气。

未反应的氢气与氢气进料中的甲烷和烃蒸汽一起排出反应器，并送至循环压缩机吸入罐作为二段的补充。

区700—DPG二段
从一段反应器来的净的一段产品用泵加压到要求的压力，然后与循环气体混合，用二段反应器流出物通过热交换进行预热和汽化。

进料、循环气和补充的氢气合成一股送入二段反应器，通过二段反应器床层，进料中的单烯烃被加氢，硫化物转化为烃和H
2
S。

反应放热是通过反应器而产生的，温升可通过循环气体来减缓。

催化剂活。