第三章乙烯裝置工藝第一節裂解過程的主要工藝參數第二節典型的管式爐裂解第三節裂解氣的急冷第四節裂解氣壓縮與酸性氣脫除第五節制冷系統第六節裂解氣順序別離第七節汽油加氫第八節公用工程簡介第九節乙烯的儲運第一節裂解過程的主要工藝參數為了獲得最高的烯烴收率，需要根據裂解原料的性質選擇最適宜的裂解深度。裂解深度取決與裂解溫度和裂解反響的停留時間。在相同的裂解溫度下，裂解深度隨停留時間的延長而提高。在相同的停留時間內，裂解深度隨裂解溫度的升高而增加。因此，在相同的裂解深度下，可以有各種不同的裂解溫度-停留時間組合。在相同的裂解深度下其產品收率分布可能大不相同。由于短停留時間可以限制二次反響的進行，因而在相同的裂解深度下以高溫-短停留時間操作時，可以提高裂解過程的選擇性，從而獲得較為理想的產品收率分布。裂解反響是分子數增多的反響過程，從化學反響平衡的角度看，降低操作壓力有利于提高裂解反響的選擇性。為進一步改善裂解選擇性〔同時減少結焦〕，通常在裂解原料中注入一定量的水蒸氣〔簡稱稀釋蒸汽〕，由此降低裂解過程中烴的分壓。顯然，低的烴分壓將提高裂解的選擇性。對給定的裂解原料，管式裂解爐輻射段爐管的最正確設計，就是在保證適宜的裂解深度下，力求到達高溫-短停留時間-低烴分壓的最正確組合。由此獲得最理想的裂解產品收率分布，并保證合理的清焦周期。1、裂解溫度從裂解反響的化學平衡可以看出，提高裂解溫度有利于生成乙烯的反響，并相對減少乙烯消失的反響，因而有利于提高裂解的選擇性。從裂解反響的化學平衡同樣可以看出，裂解反響進行到反響平衡，烯烴收率變化甚微，裂解產物將主要為氫和碳。因此，裂解生成烯烴的反響必須控制在一定的裂解深度范圍內，換言之，裂解反響主要由反響動力學控制。溫度對一次反響的影響裂解產物收率％（wt）正戊烷裂解異戊烷裂解600℃1000℃600℃1000℃H21.21.10.71.0CH412.313.116.414.5C2H443.240.010.112.6C3H626.023.915.220.3其它17.315.957.650.6總計100.0100.0100.0100.02、停留時間管式裂解爐中物料的停留時間是裂解原料經過輻射爐管的時間。由于輻射爐管中裂解反響是在非等溫變容的條件下進行，實際上很難計算其真實停留時間。工程中常用如下幾種方式計算裂解反響的停留時間。〔1〕當量停留時間θT當量停留時間θT是以裂解爐出口溫度Tout作為參考溫度，由θT=KSF/KT所定義的停留時間。〔2〕表觀停留時間表觀停留時間θB定義如下：θB=∫0VTdVC/V式中VT——爐管總體積；VC——以爐管長度表示的爐管體積；V——單位時間通過裂解爐管的氣體體積。表觀停留時間表述了輻射爐管內所有物料(包括稀釋蒸汽)在爐管中停留時間的長短，是關聯裂解選擇性常用的參數。〔3〕平均停留時間θA平均停留時間θA定義如下：θA=1/α0∫0θBαdθb式中θB——表觀停留時間；θb——沿爐管長度的氣體停留時間；α——沿爐管長度的原料轉化率；α0——裂解爐出口處的原料轉化率。溫度-停留時間對裂解產品收率的影響

溫度-停留時間對產品收率的影響可以概括如下①高溫裂解條件有利于裂解反響中一次反響的進行，而短停留時間又可抑制二次反響的進行。因此，對給定裂解原料而言，在相同裂解深度條件下，高溫-短停留時間的操作條件可以獲得較高的烯烴收率，并減少結焦。②高溫-短停留時間的操作條件可以抑制芳烴生成的反響，對給定裂解原料而言，在相同裂解深度下以高溫-短停留時間的操作條件所得裂解汽油的收率相對較低。③對給定裂解原料，在相同裂解深度下，高溫-短停留時間的操作條件將使裂解產品中炔烴收率明顯增加，并使乙烯/丙烯比及C4中的雙烯烴/單烯烴的比增大。裂解溫度-停留時間的限制①裂解溫度對溫度-停留時間的限定。為到達較滿意的裂解產品收率需要到達較高的裂解深度，而過高的裂解深度又會因結焦嚴重而使清焦周期急劇縮短。工程中常以C5和C5以上液相產品含氫量不低于8％為裂解深度的限度，由此，根據裂解原料性質可以選定合理的裂解深度。在裂解深度確定后，選定了停留時間那么可相應確定裂解溫度。反之，選定了裂解溫度也可相應確定所需的停留時間。裂解溫度-停留時間的限制②溫度限制，對于管式爐中進行的裂解反響，為提高裂解溫度就必須相應提高爐管管壁溫度。爐管管壁溫度受爐管材質限制。當使用Cr25Ni20耐熱合金鋼時，其極限使用溫度低于1100℃。當使用Cr25Ni35耐熱合金鋼時，其極限使用溫度可提高到1150℃。由于受爐管耐熱程度的限制，管式裂解爐出口溫度一般均限制在950℃以下。裂解溫度-停留時間的限制③熱強度限制，爐管管壁溫度不僅取決于裂解溫度，也取決于熱強度，因此，先進的高選擇性裂解爐的爐管，均具有較大的比外表積。在給定裂解溫度下，隨著停留時間的縮短，爐管熱通量增加，熱強度增大，管壁溫度進一步上升。因此，在給定裂解溫度下，熱強度對停留時間是很大的限制。管式裂解爐輻射段爐管入口溫度較低，沿管長逐步升高。相應的熱強度在入口處較高，沿管長逐步降低，為改善熱強度對停留時間的限制，近代管式裂解爐對爐管結構不斷進行改進，使得低溫反響段的熱強度進一步提高，沿管長管壁溫度趨于平穩。由此已將管式爐輻射爐管平均熱強度提高到40×104KJ/〔m2.h〕的水平，停留時間可降至0.1～0.2秒。3、烴分壓Lummus公司將平均停留時間和烴分壓對裂解選擇性進行關聯如下圖裂解原料為AGO在相同裂解選擇性下，平均停留時間與平均烴分壓呈線性關系。北京化工研究院通過試驗數據關聯得到：在一定裂解深度范圍內，對相同裂解深度在而言，烴分壓的對數值與乙烯收率呈線性關系水蒸氣作稀釋劑除降低烴分壓，防止裂解爐爐管內壁結焦外，還有以下作用：〔1〕穩定裂解溫度。水蒸氣熱容量較大，當操作供熱不平穩時，它可起到穩定溫度的作用，還可以起到保護爐管防止過熱的作用。〔2〕保護爐管。如裂解原料中含有微量硫〔10-6級〕，對爐管有保護作用；但含硫量稍多，鉻合金鋼管在裂解溫度下易被硫腐蝕。當有水蒸氣存在時，由于高溫蒸汽的氧化性，可抑制裂解原料中的硫對爐管的作用，即使含硫量高達2％〔質量〕，爐管也無硫化現象。〔3〕脫除結焦。爐管的鐵和鎳能催化烴類氣體的生炭反響，水蒸氣對鐵和鎳有氧化作用，可抑制它們對生炭反響的催化作用，而且水蒸氣對已生成的炭有一定的脫除作用，其反響如下：H2O+CCO+H2但水蒸氣過多，也會帶來以下不利影響：裂解氣出裂解爐后的急冷速度、急冷劑用量增大；水蒸氣消耗量增大，爐管內流體的流速增大，膜溫降減小，使管徑、管長、熱負荷都要增大。不同原料的稀釋比裂解原料稀釋比（蒸汽/烴）裂解原料稀釋比（蒸汽/烴）乙烷0.30～0.35中石腦油0.50～0.60丙烷0.30～0.40重石腦油0.60～0.65丁烷0.40輕柴油0.60～0.80輕石腦油0.50重柴油0.80～1.00第二節典型的管式爐裂解管式爐工藝過程結焦與清焦裂解爐強化傳熱管式爐裂解爐是烴類裂解的主要設備。管式裂解爐從外型看，可分為方箱式爐、立式爐、門式爐、梯臺式爐等；按爐管布置方式看，有橫管式和豎管式；按燃燒方式可分為直焰式、無焰輻射式和附墻火焰式；按燒嘴位置看，有底部燃燒、側壁燃燒、頂部燃燒和底部側壁聯合燃燒等。裂解爐主要由對流段和輻射段兩局部組成。裂解原料和稀釋蒸汽先進入對流段爐管內被加熱升溫，然后進入輻射段爐管內發生裂解反響，生成的裂解氣從爐管出來，離開爐子立刻急冷。燃料在燒嘴燃燒后生成高溫燃料氣，先經輻射段，然后再經對流段，煙道氣從煙囪排空。輻射段傳熱量約占全爐熱負荷的70%~80%，是全爐的核心部位。裂解反響也主要在輻射段爐管內進行。對流段專為利用煙道氣余熱而設，對流段充分利用熱量對提高爐子的熱效率有很大作用。由于豎管裂解爐與橫管裂解爐比，有如下優點：熱輻射均勻，熱強度大；爐管吊架隱蔽在爐頂耐火材料深處，因此，不致因吊架材料而限制爐膛溫度的提高；由于爐管自由懸掛，可隨溫度變化而自由脹縮，因此傳熱的極限僅取決于爐管本身材質耐溫性能；簡單的輻射爐膛內可放下任意程數的爐管，而不受爐子支持高度的限制等。因此近代的管式裂解爐都是豎管式。SRT-Ⅲ型裂解爐輻射室結構SRT-Ⅲ型裂解爐的輻射室結構如下圖。在輻射室中共有六組輻射管(反響管)，每兩組爐管共用一臺急冷鍋爐，它們呈一字形垂直布置在爐膛的中央。輻射室兩側墻上設有117只LUM-F型氣體無煙嘴，爐管的底部設有12只LEF-45型油氣混合燒嘴，并設定底部燒嘴最大供熱量為總供熱量的40％。輻射室的這種布置方式，使裂解爐管受到雙面輻射，熱強度高且管的四周受熱均勻。如前所述，烴類裂解在高溫、短停留時間、低烴分壓的條件下進行，有利于烯烴的生產。因此，在考慮裂解爐輻射管結構時，都從管徑、程數和管長等方面來滿足裂解反響的需要。在反響初期，從壓力降來看，由于反響轉化率尚低，管內流體體積增大不多，以致線速度增大不多，由于管徑小而引起的壓力降不嚴重；從熱強度來看，由于原料升溫，轉化率增長快，需要大量吸熱，故要求熱強度大，管徑小可使比外表積增大，可滿足熱強度的要求；從結焦趨勢看，由于轉化率尚低，二次反響尚不能發生，不致結焦，允許管徑小一些。在反響后期，從壓力降來看，由于此時轉化率較高，管內流體體積增大較多，以致線速度增大較多，管徑小而引起壓力降嚴重，故采用較大管徑為宜；從熱強度來看，由于轉化率已較高，對熱強度要求不高，管徑大一些，對傳熱的影響不顯著；從結焦趨勢看，由于轉化率較高，二次反響開始進行，結焦可能性較大，用較大管徑可延長操作周期。綜上所述，反響初期時宜采用較小管徑，反響后期時宜采用較大管徑。為了縮短停留時間，采用縮短管長的方法。如魯姆斯公司的SRT-Ⅰ型爐開展到SRT-Ⅲ型爐，管長由73米縮至51米，相應的停留時間由0.6~0.7秒降低到0.3~0.45秒。毫秒爐管長僅12米，停留時間達0.1秒以下。縮短管長同時降低了爐管中物料的壓降，由于烴分壓下降，使裂解選擇性提高。但縮短管長也帶來傳熱面缺乏的問題，為此一方面縮小管徑以增加比外表，另一方面尋求耐更高溫度的爐管材質，增加爐管外表的熱強度。SRT-Ⅲ型裂解爐輻射管結構圖為了增大爐管的處理能力，又能合理地使管徑和質量流速不超過允許范圍，就要增加管子的路數和組數。爐管的組數、路數和程數定義如下：組〔cell或coil〕是指一個獨立的反響管系統，有自己的進出口。一個爐子內可設好幾組爐管，但各組之間在物料上各不溝通。路〔path〕也稱列或股，在同一組內，物料假設分幾股流動，就是幾路。程〔pass〕在一組內，物料按一個方向流動，就是一程〔不管路數多少，只要是一個方向，就按一程計〕，改變方向就是另一程。70年代單臺裂解爐的乙烯生產能力為3~6萬噸/年。隨著技術的進步，目前單臺裂解爐的乙烯生產能力已達10萬噸/年以上。裂解爐的臺數應根據裝置生產能力、原料種類和工藝技術來選定。考慮到裂解爐的清焦周期和日常維修，原那么上應設一臺備用裂解爐。在餾分油裂解時，一般需將副產乙烷循環回裂解爐進行裂解。早期均單獨設置乙烷爐，雖可靈活地控制乙烷轉化率，但乙烷爐燒焦期間，乙烷將被放入燃料氣系統。近期新設計的乙烯工廠，大多不再單獨設置乙烷裂解爐，而采用乙烷和餾分油共裂解的方案。工藝過程管式爐裂解的工藝流程包括原料供給和預熱、對流段、輻射段、高溫裂解氣急冷和熱量回收，形成各種不同的工藝流程。SRT-Ⅲ型裂解爐工藝流程圖1、裂解原料預熱和稀釋蒸汽注入裂解原料主要在對流段預熱，為控制排煙溫度不低于露點，也常常在進入對流段之前利用低位能熱源進行預熱。裂解原料預熱到一定程度后，需在裂解原料中注入稀釋蒸汽。稀釋蒸汽注入的方式大致分為原料進入對流段之前注入，原料在對流段中預熱到一定溫度后注入和二次注入〔原料先注入局部稀釋蒸汽，在對流段中預熱至一定程度后，再次注入經對流段預熱后的稀釋蒸汽〕等。2、對流段管式裂解爐的對流段用于回收煙氣熱量，回收的煙氣熱量主要用于預熱裂解原料和稀釋蒸汽，使裂解原料汽化并過熱至裂解反響起始溫度后，進入輻射段加熱進行裂解。此外，根據熱量平衡也可在對流段進行鍋爐給水的預熱、助燃空氣的預熱和超高壓蒸汽的過熱。3、輻射段烴和稀釋蒸汽混合物在對流段預熱至物料橫跨溫度〔指裂解原料和稀釋蒸汽混合物在對流段預熱的出口溫度，也是輻射段的入口溫度〕后進入輻射盤管，輻射盤管在輻射段內用高溫燃燒氣體和火焰及爐墻輻射熱加熱，使裂解原料在管內進行裂解。4、高溫裂解氣的急冷和熱量回收裂解爐輻射盤管出口的高溫裂解氣達800℃以上，為抑制二次反響的發生，需將輻射盤管出口的高溫裂解氣快速冷卻。急冷的方法有兩種，一是用急冷油〔或急冷水〕直接噴淋冷卻，另一種方式是用換熱器進行冷卻。用換熱器冷卻時，可回收高溫裂解氣的熱量而副產出高位能的高壓蒸汽。該換熱器被稱為急冷換熱器〔常以TLE或TLX表示〕，急冷換熱器與汽包構成的發生蒸汽的系統稱為急冷鍋爐〔或廢熱鍋爐〕。4、高溫裂解氣的急冷和熱量回收在管式爐裂解輕烴、石腦油和柴油時，都采用廢熱鍋爐冷卻裂解氣并副產高壓蒸汽。經廢熱鍋爐冷卻后的裂解氣溫度尚在400℃以上，此時可再由急冷油直接噴淋冷卻。為防止急冷換熱器結焦，廢熱鍋爐出口溫度要高于裂解氣的露點，裂解原料愈重，廢熱鍋爐終期出口溫度愈高。因此，根據裂解原料的情況，廢熱鍋爐可采用一級急冷、二級急冷、三級急冷等不同方式。提高爐子“三率〞1、提高烯烴及芳烴收率提高烯烴收率的含義是指在生產需要且符合工藝設計要求的前提條件下，盡可能提高乙烯，丙烯和丁二烯等主要產品，即所謂的三烯收率。提高芳烴收率的含義是多產苯、甲苯和二甲苯，即三苯收率。2、提高熱效率〔1〕降低裂解爐排煙溫度〔2〕降低過剩空氣系數〔3〕減少爐體熱損失3、提高開工率裝置開工率的定義是年實際開工日數與年設計運行日數之比。單臺裂解爐的開工率定義為運行日數〔運行周期〕與運行日數加清焦檢修日數之比。一臺輕柴油裂解爐的設計運行周期為45天，清焦檢修時間為3天，那么其設計開工率為45/〔45+3〕=0.94。因此，一臺裂解爐的年設計總運行日數為313天，清焦檢修時間為20天，平均每年開停7次。這里所說的提高爐子的開工率就是在實際生產過程中，要使單臺裂解爐的開工率接近或到達其設計值。結焦與清焦裂解爐分為對流段和輻射段，依據物料的性質和位置不同，結焦過程各異。對流段結焦是近年來人們探索的問題，這是裂解原料重質化的結果。隨著裂解原料的重質化，對流段結焦的問題日趨突出。據認為，重質原料〔如減壓柴油、加氫尾油〕在對流段預熱時，如果在高溫管壁區域沒有完全汽化，進料中便會形成高結焦〔或稱結垢〕趨勢的中間體。對流段結焦中間體生成反響為：為減緩結焦，裂解爐對流段工藝設計時，在進料混合預熱區，要通入占15%左右的稀釋蒸汽，使60~70%進料汽化。在對流段外部用特殊的混合器使其余85%的蒸汽與已局部汽化的物料再次混合，使其100%汽化。汽化溫度較原料露點高約25℃。進料未汽化前，要防止管內產生霧狀流，進料完全未汽化前管壁溫度要低于物料開始裂解的溫度，即橫跨溫度值。裂解原料進入輻射段后，由于二次反響的存在和高沸點組分的凝結作用，結焦過程不可防止。研究說明，溫度不同，結焦途徑不盡相同，一種是在裂解過程中生成的小分子的不飽和烴，在600～1000℃發生聚合、脫氫反響。另一種途徑是原料中已有的芳烴和裂解過程中由小分子不飽和烴生成的芳烴進行脫氫、稠環化和聚合反響，變成高沸點組分凝聚于高溫管壁，在金屬管壁的催化作用下進一步脫氫縮合。對于輻射盤管和急冷鍋爐入口部位，因溫度較高，結焦過程以第一種途徑為主，而急冷鍋爐內側和油冷部位那么以第二種途徑為主。以下圖說明了急冷鍋爐的三個結焦特性區。圖中A區為裂解氣溫度在600℃以上的高溫結焦多發區，B區為溫度400～600℃范圍內的結焦抑制區，而C區為溫度400℃以下的低溫結焦多碳區。這三個特性區適合于如輕柴油、石腦油等較重質原料。乙烷、油田氣和輕烴等輕質原料的裂解氣含有很少的高沸點組分即使降至400℃以下，也不可能有很多焦垢的生成。結焦不僅影響傳熱效果和有效產品收率，而且使反響盤管外壁外表溫度和急冷鍋爐出口溫度升高，壓降增加。因此，裂解爐需要周期性清焦。對于以石腦油、輕柴油、減壓柴油和加氫尾油等重質餾分為原料的裂解爐，主要是由急冷鍋爐的出口溫度和壓降決定運行周期；而以乙烷、油田氣和輕烴等為原料時，那么以反響盤管外壁溫度和急冷鍋爐的壓降決定。裂解爐運行開始時，由于反響管壁的催化作用和急冷鍋爐壁溫很低，結焦速率較快，開始幾天結焦量約占整個運行周期的二分之一，這可以通過反響盤管外表溫度得到驗證。輕柴油與乙烷裂解所生成的焦有著明顯的不同。輕柴油裂解生成的焦松軟，呈小片狀，而乙烷裂解成焦那么剛硬，呈片狀或塊狀，具有致密結構。由于乙烷裂解成焦的特性和急冷鍋爐入口部位有著很高的結焦反響溫度，因此乙烷裂解急冷鍋爐入口管板易被堵塞，乙烷裂解爐如有明顯的溫度波動，更加劇這一情形。當裂解爐對流段爐管壓降、輻射盤管的外表溫度或壓降、急冷鍋爐出口溫度壓降中任一指標到達工藝允許上限值時必須停爐清焦。清焦可分為蒸汽—空氣〔也稱燒焦〕、純蒸汽、水力和機械等四種方式，其中燒焦和水力清焦較為常用。隨著科學技術的開展，出現了在線燒焦技術，毫秒爐純蒸汽在線清焦技術等方法。蒸汽—空氣法的反響如下：C+O2CO2+QC+O2CO+Q以蒸汽作為放熱反響的稀釋劑，可使燒焦反響在大約與裂解操作時相同的爐出口溫度下進行，由于其燒焦速度快、操作方便、且易于控制，所以此法廣為應用。純蒸汽清焦法反響式為：C+H2OCO+H2—Q此法需要比蒸汽—空氣法高約200℃的溫度，為防止爐管在清焦時損壞，需要嚴格控制反響溫度。純蒸汽清焦由于所需熱量較蒸汽—空氣法高，除焦時間長，且又處于較高的除焦溫度，已變得不夠實用。水力清焦法是用50Mpa的高壓水槍，將高壓水射入對流段爐管和急冷鍋爐套管內除焦。機械清焦類同于水力清焦，一般用于清焦不起作用的剛硬存焦。在線燒焦技術具有一般燒焦法的特點，其明顯的優點是裂解爐燒焦后不需要停爐降溫，在過程控制的操作下，逐步提高空氣用量，相應降低稀釋蒸汽用量，甚至減至為零，并使爐出口溫度升高約50℃。此時急冷鍋爐發生超高壓蒸汽，去除大局部管壁焦垢。裂解爐運行1年后，急冷鍋爐需水力清焦。抑制裂解爐爐管和急冷鍋爐結焦的最簡單方法是適當加大稀釋蒸汽量，縮短停留時間。但工藝條件的改變總是有限度的，因為稀釋蒸汽量的加大，意味著原料流量的相對減少，從而降低了爐子的總體經濟效益。最好的措施是，通過參加有效的抑制劑抑制和延緩結焦的進行。國內外已有一些這方面的研究與開發。結焦抑制劑主要有硫及有機硫化物，磷化物、堿金屬與堿土金屬鹽類、稀土元素等四類。有關硫及有機硫化物已在工業生產中得到廣泛運用，如：H2S、C2S、CH3-S-S-CH3〔DMDS〕、CH3-S-CH3〔DMS〕、和R-OS等。國內大多數裝置使用含硫量約為400ppm的輕柴油原料，一般不需再添加抑制劑。對于不含硫的循環乙烷餾分和加氫尾油那么需要注入50～500ppm的硫化物，一般使用H2S、C2S、DMDS等。乙烷裂解爐物料中參加硫化物除起到抑制結焦、延長爐子運行周期外，還可與管材中的Cr、Ni金屬形成一種保護膜，可防止爐管滲碳而脆裂，同時對CO的生成量也有一定的限制作用。特殊操作裂解系統的特殊操作通常包括烘爐、注硫、吹灰等操作。烘爐在爐子大面積更換或修補耐火材料后，一般需進行烘爐操作。烘爐的目的是通過緩慢的加熱，均勻地脫去爐內耐火材料的外表水分和結晶水，以免爐子在使用過程中由于水分的突然汽化而造成耐火材料出現裂縫，甚至倒塌。裂解爐的烘爐過程一般經過如下四步。第一步是爐子點火升溫時，可在每組稀釋蒸汽管線內通入50～100Nm3/h的空氣，以小于30℃/h的速度升溫至爐膛溫度150℃；第二步是停空氣切為設計流量的50%的稀釋蒸汽，恒溫20小時〔以爐出口溫度為準〕。第三步是以原有的升溫速度升至400℃，提高稀釋蒸汽流量達設計值，在540℃時恒溫12小時，如果汽包需定壓操作時，可繼續升溫至600℃或760℃；第四步是如果需要停爐，可以50～70℃/h的速度降溫，翻開爐膛全面檢查耐火材料。急冷鍋爐裂解氣側上下封頭內襯的耐火材料，砌完后需經24小時的晾干。在裂解爐以小于30℃/h的速度升溫至150℃的爐膛溫度時，每組稀釋蒸汽管線內通入50～100Nm3/h的空氣恒溫20小時，升至400℃時，將稀釋蒸汽流量提至設計值，并恒溫24小時。這一烘爐過程一般在初次開車前，或內襯耐火材料出現裂縫，甚至脫落停車修補后進行。注硫不含硫或硫化物的裂解原料，在進入裂解爐前，均需參加硫化劑。常用劑有二甲基二硫化物、二甲基硫化物、二硫化碳、硫醇和硫化氫等。前四種藥劑可通過注硫泵注入裂解爐，來自脫除酸性氣體回收系統或罐裝硫化氫那么由壓縮機或自壓注入。二硫化碳因其沸點、閃點、和自燃點低，所以大于100KPa〔表〕壓力的氮氣壓入貯罐〔罐頂氮封〕，再由注硫泵將水由罐頂壓入而將二硫化碳置換進入物流中。二甲基二硫化物等在裂解爐投料后即可注入。在開始運行的3～5天注入量可大一些，以后根據甲烷化反響器床層溫度而降低注入量，如果注入系統出現故障需盡快恢復，否那么會影響甲烷化以至涉及加氫反響系統。在裂解爐正常停車或緊急停車時，必須停止注入硫化劑。吹灰裂解爐與蒸汽過熱爐對流段，以及裂解爐的空氣預熱器部位都設有一定數量的吹灰器。其作用是使用中壓蒸汽除掉由煙氣帶到對流段翅片管外表的煙塵，以提高傳熱系數并減少煙氣阻力降。操作過程包括排凝和吹灰。當按下啟動按鈕后，排凝閥翻開3分鐘排凝，自動關閉后進氣總閥翻開。每個吹灰器可在自動或手動情況下運行48秒，中壓蒸汽管道變換角度吹掃翅片管外表的煙塵。吹灰操作時，由于蒸汽的存在，煙氣量增加。為防止爐膛出現正壓情況，可適當開大煙道擋板，在操作時要絕對防止蒸汽凝液噴到外表溫度高的翅片管和光管上。如果出現這一種情況，很可能造成爐管破裂事故，這就要求在吹灰前對管道的暖管和排凝要充分徹底。裂解爐強化傳熱裂解爐傳熱過程是輻射、對流和導熱三種根本傳熱方式的綜合。爐管外外表接受火焰和煙道氣的輻射熱量與對流熱量，接受爐墻的二次輻射熱量；爐管以導熱方式把熱量從外壁傳到內壁；爐管內壁以對流傳熱方式把熱量傳給管內的反響物料流。裂解爐強化傳熱的途徑(1)改善爐管周向溫度分布和軸向溫度分布，使爐管受熱均勻：改進燒嘴結構和排布；改進爐體的形狀、結構和輻射墻的安排。(2)提高爐管外壁的允許溫度Tw：創制新的合金鋼材，提高其耐熱溫度、許用應力和使用壽命。這已成為烴類裂解工業的關鍵問題之一。δ1δf(3)提高總傳熱系數K：即減小(─＋──＋──)。λαtλf提高流速對提高K有利，但受允許的壓降限制，流速只能提高到一定限度；抑制結焦和及時清焦，對于要求的熱強度和防止爐管過熱具有重要意義。管式爐裂解工藝流程示意圖流程簡述裂解原料汽化后，進入裂解爐的對流段預熱升溫，配入稀釋蒸汽后進入輻射段裂解，裂解爐氣由爐頂出來直接進入急冷換熱器(如M－TLX廢熱鍋爐)。自急冷換熱器出來的裂解氣進入油直接急冷器(如M－QF)被急冷油急冷,然后進入初分餾塔(油洗塔)進行油洗。塔釜熱油作急冷油要降溫，于是將其通入蒸汽發生器中發生蒸汽作為裂解稀釋劑用。初分餾塔頂部的裂解氣(其中含有稀釋水蒸汽和汽油餾分的蒸汽)送入水洗塔被急冷水冷卻和洗滌，稀釋蒸汽和汽油餾分冷凝下來，進入油水別離槽。分出的汽油一局部可作為副產引出，另一局部作為油洗塔的洗油；分出的水一局部冷卻后作為循環急冷水送回水洗塔頂，去急冷、洗滌裂解氣，另一局部進入蒸汽發生器，發生的蒸汽送入裂解爐作為裂解稀釋劑用。水洗塔頂出來的冷卻的裂解氣送去凈化和別離。第三節裂解氣的急冷工藝過程影響急冷過程的因素急冷鍋爐的種類工藝過程急冷系統主要包括急冷鍋爐、急冷器、汽油分餾塔、急冷水塔、工藝水-稀釋蒸汽發生器等五局部。自急冷器出來的裂解氣依次經過汽油分餾塔油冷和急冷水塔水冷后，送往壓縮系統。在逐級冷卻過程中，別離出裂解燃料油、裂解柴油和裂解汽油，并可進一步回收熱量，分別利用急冷油、急冷水發生局部稀釋蒸汽和加熱有關設備。急冷油、急冷水系統作用是把急冷鍋爐和急冷器急冷后的裂解氣用油和水進一步冷卻，并將裂解輕、重質油和裂解汽油以及蒸汽冷凝別離出來。其主要設備有汽油分餾塔、急冷水塔和急冷水沉降槽等。自急冷器出來的裂解氣匯至一根總管，然后送至汽油分餾塔。在汽油分餾塔內，裂解氣進一步冷卻，重質燃料油作為塔釜產品分出，輕質燃料油作為側線產品采出，而汽油和更輕的組分那么作為塔頂氣相產品。塔底抽出的急冷油經稀釋蒸汽發生器和原料預熱器，移走并回收裂解氣中的低能位熱量，構成急冷油循環。為了有效地降低塔上部的熱負荷，更好地控制塔頂組分，可在塔中部抽出一股循環熱油，作為加熱源，如為工藝水汽提塔提供熱源。塔頂使用急冷水系統冷凝下來的汽油回流，裂解柴油、重質燃料油均用蒸汽汽提，以生產符合閃點要求的油品。汽油分餾塔塔頂氣體在急冷水塔內與逆流的急冷水直接接觸而被冷卻和局部冷凝。急冷水可向工藝系統提供更低能位的熱量，主要用于原料預熱器、壓縮裂解氣加熱器和脫乙烷塔及丙烯塔再沸器等加熱。急冷水最后用冷卻水分兩級進行冷卻。急冷水塔塔頂氣體送至裂解氣壓縮機，塔內冷凝下來的汽油在塔釜和沉降槽內與循環急冷水和蒸汽凝液分開，局部汽油作為回流返回，余下局部與脫丁烷塔釜液一起送往裂解汽油貯罐。工藝水—稀釋蒸汽發生系統作用是把工藝水中的烴類和溶解在工藝水中的酸性氣體汽提出來，通過循環急冷油與工藝水間接換熱，局部地發生稀釋蒸汽供裂解爐使用，缺乏局部那么由中壓蒸汽間接或直接補入。主要設備有工藝水過濾器、工藝水汽提塔、稀釋蒸汽汽包和稀釋蒸汽發生器等。影響急冷過程的因素1、汽油分餾塔頂釜溫度汽油分餾塔頂溫度控制著塔頂出品物料的組成，一般應控制在105~109℃，最高不超過120℃，最低不小于100℃。超過120℃后，裂解柴油混入裂解重質汽油中，急冷水易乳化且增加急冷水塔的熱負荷，油水沉降別離效果變差，裂解汽油干點提高，不利于后續裝置的操作；而且汽油分餾塔側線采出及塔釜循環急冷油變重，粘度增大，給急冷油循環泵和以裂解輕質油為燃料的蒸汽過熱爐底部燃燒帶來的困難。低于100℃，水蒸汽就可能冷凝下來，水帶到裂解輕質油中，可引起有關泵不上量，蒸汽過熱爐燃燒不好，到達塔釜會與急冷油乳化，塔釜溫度明顯降低，可造成急冷油循環泵抽空，以致最終停止幾臺裂解爐的正常操作或全面停車。汽油分餾塔塔釜溫度控制著裂解重質油質量和循環急冷油的粘度。2、急冷油粘度急冷油粘度與裂解原料性質、裂解深度、裝置實際生產負荷和汽油分餾塔塔釜溫度等有關。正常生產時，急冷油粘度一般控制在5×10-4m2/s以下(50℃)，以確保急冷油的正常循環。在其他因素固定的條件下，汽油分餾塔塔釜溫度反映了急冷油的組成，溫度越高，說明其塔釜組成越重，干點和密度越高。也就是說，急冷油粘度與塔釜溫度直接有關。以石腦油為裂解原料時，塔釜溫度控制在175~190℃；以柴油為裂解原料時，一般控制在195~210℃。塔釜溫度越低，急冷油粘度越小，閃點降低，急冷油循環泵易汽化抽空，且稀釋蒸汽的發生量將明顯減少，以致必須補入更多的中壓蒸汽于稀釋蒸汽系統。塔釜溫度越高，分餾塔側線采出將變重，急冷油粘度變大，用于直接冷卻的急冷油量將減少，進入分餾塔的裂解氣溫度會升高，形成惡性循環，甚至維持不了急冷油循環。一旦遇到臨時停車，急冷油系統還有凝結、堵塞的可能。3、急冷水塔頂釜溫度急冷水塔塔頂溫度控制著塔頂出口組成，一般應控制在40℃以下。急冷水塔塔頂溫度高于40℃，急冷水沉降槽(或稱油水別離器)油側液面下降，可能造成汽油分餾塔回流汽油維持不了平衡。塔頂裂解氣將夾帶大量水蒸氣和裂解重質汽油，給壓縮系統操作帶來困難，并增加壓縮機內結垢的可能性。急冷水塔塔釜溫度應控制在80~85℃，因為循環急冷水回收了低品位的熱量，可供裝置多臺換熱器使用，要求溫度穩定為好。4、裂解汽油干點和裂解柴油、燃料油閃點急冷系統有三個副產品需要送出界區，即裂解重質汽油，裂解柴油、燃料油。為保證后續裝置正常運行，需嚴格控制裂解汽油干點不超過205℃。干點過高的原因主要是汽油分餾塔頂溫度偏高，頂溫高的原因有，汽油回流太小或裂解爐稀釋蒸汽汽量過大。裂解柴油自汽油分餾塔側線采出，裂解燃料油那么是自循環急冷油分出的一股。它們一般在各自的汽提塔直接蒸汽汽提后送出界區罐裝。除非裝置出現嚴重問題(汽油分餾塔釜溫過低)，裂解燃料油閃點一般都能超過罐裝120℃要求。裂解柴油閃點低的原因一般是汽油分餾塔頂過低，塔上部傳質傳熱效果不佳，汽提塔汽提蒸汽量缺乏及裂解深度降低等。急冷鍋爐的種類一般對急冷鍋爐的要求是：結焦少，能長期連續運轉；可回收超高壓蒸汽，熱效率高；結構簡單，機械問題少，穩定性好；投資低。目前世界上采用的急冷鍋爐形式很多，主要有以下四種形式。1、斯密特〔Schmidt〕急冷鍋爐斯密特急冷鍋爐是一個雙套管換熱器，又稱SHG型廢熱鍋爐。它的特點是以橢圓型直排集流管代替管板，防止了高溫條件下使用厚管板和厚壁容器的問題。由于斯密特急冷鍋爐屬于剛性結構不能承受過大的溫差應力。因此，不能在停鍋爐給水的情況下燒焦。斯密特急冷鍋爐除廣泛用于一級急冷鍋爐外，也常用于第二級急冷鍋爐。2、Borsig型〔薄管板型〕急冷鍋爐Borsig型急冷鍋爐的結構與一般管式換熱器相似，由管板、殼體、薄管板組成。其特點是高溫裂解氣進口處的管板被設計成薄而斷面系數較大的柵板，管板厚度只有15～20mm。薄管板結構防止了厚管板在高溫下容易造成管子和管板結合處損壞的問題，但制造難度較大，裂解氣出口處仍采用一般厚管板，殼體須承受高壓。因此制造本錢較高。3、M-TLX型〔三菱型〕急冷鍋爐M-TLX型〔三菱型〕急冷鍋爐是在雙套管的根底上，由三菱重工和三菱油化聯合開發的。它是立式管殼式換熱器，由殼體、汽包螺旋狀冷卻管、雙套管和氣體進出口通道所組成。由于冷卻高溫裂解氣的內管是通過套管穿入和穿出高壓汽包筒體連接，容易造成因過熱而損壞的問題。同時由于內管在汽包筒體內呈螺旋形排列，所以能吸收相當大的溫差應力，這就能在裂解爐爐管燒焦的同時進行急冷鍋爐的燒焦。4、USX型急冷鍋爐這是S.W公司針對USC型裂解爐的特點開發的兩段急冷鍋爐，第一段為立式雙套管急冷器〔稱USX〕，第二段為一臥式列管換熱器〔稱為TLX〕。采用兩級急冷鍋爐是為解決裂解爐輻射段爐管的短停留時間與裂解氣在急冷鍋爐入口處停留時間長的矛盾。采用兩級急冷鍋爐的出發點是用一臺單管急冷鍋爐與輻射段爐管出口相連接，盡可能縮短連接長度，同時避開管殼式換熱器入口封頭處由于氣流的返混而造成的停留時間長的問題。這樣大大縮短了裂解氣在高溫區的停留時間減少了二次反響，改善了裂解的選擇性。一般認為，裂解氣冷卻至600～650℃時，裂解氣的二次反響可忽略不計。因此，一般用一級急冷鍋爐將裂解氣冷卻至600～650℃左右再送入第二級急冷鍋爐冷卻至規定要求的溫度。第四節裂解氣壓縮與酸性氣脫除在深冷別離裝置中用低溫精餾方法別離裂解氣時，要求溫度最低的部位是甲烷和氫氣的別離。而且，所需的溫度隨操作壓力的降低而降低。例如，當脫甲烷塔操作壓力為3.0MPa時，為別離甲烷所需的溫度為-90~-100℃。當脫甲烷塔壓力為0.5MPa時，為別離甲烷所需的塔頂溫度那么需下降至-130~-140℃。而需獲得一定純度的氫氣，那么所需溫度更低。例如，即使在3.2MPa壓力下，為獲得95%〔vol〕純度的氫氣,所需溫度將在-170℃左右。進一步降低溫度不僅增加制冷系統的復雜性，增加投資，而且能耗也將大幅增加。因此，為保證乙烯回收率并保證獲得一定純度的甲烷和氫，通常均將裂解氣壓縮到3.6MPa左右。提高裂解氣壓力尚有利于裂解氣的枯燥過程，提高枯燥過程的操作壓力，可以提高枯燥劑的吸濕量，減少枯燥器直徑和枯燥器用量，提高枯燥度。在裂解氣壓縮過程中，隨著壓力的提高，可以通過中間冷卻的手段從裂解氣中分凝局部碳三和碳三以上的重組份，由此減少進入深冷系統的負荷，相應降低低溫冷凍的負荷。裂解氣在深冷別離系統中所需的低溫冷凍量由如下兩方面提供：其一是由丙烯和乙烯制冷系統以及甲烷制冷系統提供冷凍量。通常，丙烯制冷系統提供-40℃以上溫度級的冷量,乙烯制冷系統提供-65~-100℃冷凍級的冷凍量，甲烷制冷系統提供-150℃左右冷量。此外，在新裝置區取消了乙烯制冷壓縮機和甲烷制冷壓縮機，而采用了乙烯-甲烷二元制冷系統。另一局部冷量來自裂解氣中間局部餾份〔如甲烷-氫餾份〕的等焓節流膨脹或等熵膨脹。因此，裂解氣的壓縮尚對深冷別離系統提供冷量有一定的奉獻。對裂解氣進行壓縮，一方面可提高深冷別離的操作溫度，從而節省低溫能量和低溫材料；另一方面加壓會促使裂解氣中的水和重質烴冷凝，可以除去相當量的水分和重質烴，從而減少了枯燥脫水和精餾別離的負擔。但是加壓太大也是不利的，這會增加動力消耗，提高對設備材質的強度要求，此外還會降低烴類的相對揮發度，增加別離的困難，深冷別離壓力要控制在甲烷的臨界壓力之下〔大于3.8Mpa時，甲烷乙烷相對揮發度接近于1〕，否那么甲烷難與乙烯別離。一般認為經濟上合理而技術上可行的壓力約為3.7Mpa。壓縮比以及溫度的限制，是抑制在離心壓縮機內產生聚合物的主要措施。雖然控制了壓縮機出口裂解氣的溫度，但小量的聚合物還是會產生的，需用較高沸點的芳烴洗油洗滌葉輪。壓縮機的入口壓力一般為0.15Mpa〔絕壓〕，提高入口壓力雖可節省壓縮機的功率，但對裂解反響不利，壓力提高會降低裂解反響的乙烯、丙烯等烯烴收率。裂解氣中酸性氣體、水分、炔烴等雜質的存在對深冷別離和烯烴的進一步利用阻礙較大。酸性氣體不但會使催化劑中毒，還會腐蝕設備管道。水分和二氧化碳在低溫下會凝結成冰和固態水合物，堵塞設備管道，影響別離操作。因此，裂解氣在深冷別離前必須進行預處理。一、裂解氣壓縮的工藝技術壓縮工序的特點裂解氣多段壓縮工藝組織離心式壓縮機的喘振及防護裂解氣壓縮系統的節能措施壓縮工序的特點多段壓縮段間冷卻、別離除去重組份及冷凝水防聚合設施平安保護裝置最終洗滌塔多段壓縮多段壓縮就是把兩個或兩個以上的壓縮機氣缸串聯起來。氣體在第一個缸中壓縮后，經冷卻、分凝后又送入第二個氣缸，再進行壓縮，如此經過屢次壓縮、冷卻，到達要求的最終壓力。每一次壓縮稱為一段，經過幾次壓縮才能到達終壓，就稱為幾段壓縮。因此在多段壓縮中，每一段的壓縮比只占工藝要求的總壓縮比的一個分數。壓縮過程分三種情況即等溫壓縮、絕熱壓縮、多變壓縮等溫壓縮是指氣體壓縮過程中，氣體溫度維持不變，是理論上壓縮功耗最小的過程。絕熱壓縮即在壓縮氣體的過程中，體系和環境不發生熱量傳遞，隨著壓力的不斷增加，氣體溫度也不斷上升，是理論上壓縮功耗最大的過程。多變壓縮是等溫壓縮和絕熱壓縮之間的過程，實際上壓縮過程均為多變壓縮。以五段壓縮為例，每段的壓縮過程可視為絕熱過程，因壓縮機內氣體壓縮過程進行得較快，氣體與環境傳遞的熱量很少，故較接近于絕熱壓縮。圖2-1定性地表示出了五段壓縮的過程，假設為單段壓縮，那么被壓縮的裂解氣沿OC線變化；而五段壓縮時，那么沿0-1′-1-2′-2-3′-3-4′-4-5′-A線進行，后者較接近于等溫線OA線，故多段壓縮比單段壓縮功耗少，圖2-2中陰影局部的面積即為五段壓縮比單段壓縮所節省的功。壓縮比即各段出口壓力〔絕壓〕與入口壓力〔絕壓〕之比值。以裂解氣壓縮機起始壓為0.154Mpa,最終壓力3.82Mpa計算,假設為單段壓縮,壓縮比高達24.8倍，而采用五段壓縮，各段壓縮比(最大)僅為2.02左右。壓縮比增高，壓縮過程的溫升過大，會引起壓縮機部件損壞和壽命降低，壓縮功耗增加。裂解氣壓縮機一些參數因溫升過高，會使裂解氣中重質烴類，雙烯烴聚合結焦。這些物質在擴壓器和葉片上生焦結碳，使壓縮機不能正常運轉，另外會使潤滑油純度降低，潤滑不好。五段壓縮能保證每段出口溫度不高于93℃。因裝置原料采用常壓柴油、石腦油、重整抽作油，經裂解后的裂解氣中會有相當多的不飽和烴，當溫度大于93℃時，產生縮聚反響，生成聚合物或縮合物。盡管控制在93℃以下，但生產中難免生成假設干聚合物。故在每段入口注入洗油，沖洗壓縮機通道，以防聚合物和焦油的沉積。裂解氣壓縮的壓比較大，一般均在25以上，為降低能耗并限制裂解氣在壓縮過程中的溫升，均采用多段壓縮，段間設置中間冷卻。裂解氣壓縮合理的段數，主要是由壓縮機各段出口溫度所限定。為防止在壓縮過程中溫升過大，造成裂解氣中雙烯烴在較高溫度下發生大量聚合，以致發生形成聚合物堵塞葉輪流道和密封件的情況，通常要求正常操作時各段裂解氣出口溫度低于100℃。裂解氣段間冷卻通常采用水冷，相應各段入口溫度一般均為38~40℃左右。在此限定條件下，裂解氣壓縮的單級壓縮比被限定在2.2以下，相應裂解氣壓縮一般均需采用五段壓縮才能滿足各段出口溫度低于100℃的要求。段間冷卻、別離除去重組份及冷凝水壓縮后的裂解氣經換熱降溫后，其中一部份重質烴和水在降溫過程中，因露點低于冷卻后的裂解氣溫度而被冷凝〔壓力增大，露點降低〕，經別離罐別離出來后，減少了后續系統的負荷。正常情況下段間冷卻器的壓降功耗占總壓縮功耗的13%，其中前兩段的冷卻功耗比后三段的冷卻功耗要大得多。防聚合設施限制裂解氣壓縮機各段出口溫度主要是減少裂解氣中重組份及雙烯烴的聚合，從而防止聚合物堵塞壓縮機密封和流道。但是，即使將各段出口溫度控制在90℃左右，仍然有一定量的雙烯烴聚合物生成。為此，采用向裂解氣壓縮機噴注沖洗油的方法清洗葉片內的聚合物，由此防止聚合物在葉輪流道內的累積。為防止沖洗油噴注入壓縮機后揮發而不能起到沖洗作用，應采用初餾點高于90～100℃的油作為沖洗油。此外，采用的沖洗油本身應不會在90℃左右的溫度下發生聚合，因此多采用直餾輕柴油或加氫后的裂解C9作沖洗油。本裝置原采用直餾輕柴油作沖洗油，目前改用汽油加氫裝置來的加氫汽油作沖洗油。以輕柴油作沖洗油時沖洗油最終絕大局部作為裂解汽油采出，最終進入汽油加氫裝置作為C9產品采出。這在經濟上是有一定損失的〔年用量約5000T〕，為降低裝置物耗，目前改用加氫汽油作沖洗油。加氫汽油進入壓縮機后隨裂解汽油進入汽油加氫裝置，不會對加氫汽油產量造成損失，只是增加加氫裝置的局部能耗。為降低本錢，Lummus公司曾推薦采用噴水的方法代替沖洗油，但由于噴水量大，將明顯增加裂解氣壓縮機功耗。為減少裂解氣壓縮機密封件中聚合物的累積，尚需對密封氣和密封油進行一定的處理。通常，裂解氣壓縮機用五段吸入管線的裂解氣作為自身密封氣，此時裂解氣中有溶于油的會造成油污染的重烴和苯類，可能在密封中產生聚合物，這些聚合物可能隨密封油累積于油路系統，從而增加油路系統酸油排放量。因此在正常開車后，本裝置一般以高壓乙烯作為裂解氣壓縮機密封氣。平安保護裝置由于生產的連續性，且汽輪機的驅動裝置都是單機運行，沒有備用機，所以機組的平安可靠運行是非常重的超速保護軸位移控制器防喘振回路平安閥聯鎖系統〔一段吸入溫度高聯鎖、潤滑油聯鎖系統、密封油聯鎖系統、調速油聯鎖、軸位移聯鎖系統、吸入罐高液位聯鎖〕最終洗滌塔Lummus公司在采用低壓脫甲烷別離流程時，為控制進入深冷別離系統的重組份含量，在裂解氣枯燥前設置了洗苯塔。裂解氣壓縮機的最終排汽經五段出口冷卻器中用循環水冷卻至38~40℃，不設置五段出口閃蒸罐，裂解氣直接進入脫苯塔操作。脫苯塔塔頂氣用脫乙烷塔進料和丙烯冷劑冷凝至14~16℃，然后進入脫苯回流罐，回流罐凝液一部作為脫苯塔回流，一部份作為凝液汽提汽塔進料。通過脫苯塔將進入深冷別離系統的裂解氣中苯含量可以控制在100ppm〔mol〕以下。經過脫苯塔后，減少了裂解氣中的苯及其更重烴類，防止了苯在低溫下凝結堵塞管線、設備情況，而且也減少了深冷別離的負荷。裂解氣多段壓縮工藝組織裂解氣壓縮過程中，隨著壓力的升高，在段間冷卻過程中將有局部重組分冷凝。尤其在高壓端段間冷卻時，相當量的碳三和碳四餾分也將冷凝。另外，隨著壓力的升高，水的揮發度大幅下降，裂解氣中的水在段間冷凝下來，返回至水急冷塔，降低了裂解氣枯燥的負荷。裂解氣中酸性氣體的脫除需要在一定的壓力下進行。我們知道吸收的有利條件是高壓、低溫，但不是說壓力越高越好，因為高壓下重組分易聚合，吸收的選擇性下降，壓縮的功耗增加。裂解氣中重組分經過前三段壓縮大局部已脫除，將酸性氣脫除系統設置在三段出口與四段入口之間，兼顧了前后工藝，是壓縮系統的最正確操作點。在三段出口堿洗也有利于減少堿洗塔黃油的生成。典型的五段壓縮工藝流程急冷塔來的裂解氣被送至裂解氣壓縮機第一段吸入罐，吸入壓力0.157MPa，溫度為42℃。裂解氣進入一段吸入罐別離出所夾帶的水及重烴，并在當液面到達45%時將其送到急冷塔。一段吸入罐的氣相那么進入壓縮機第一段，壓縮至0.214MPa，89.8℃，經三臺并聯的水冷卻器被冷卻至41℃進入第二段吸入罐，別離出局部水和重烴后，進入壓縮機第二段，壓縮至0.506MPa，85.8℃，經兩臺并聯的水冷卻器被冷卻至41℃，進入第三段吸入罐，別離掉部份水和重烴后進入壓縮機第三段，壓縮至1.032MPa，84.1℃，經兩臺并聯的水冷卻器冷卻至38～42℃后進入三段排出罐，別離掉部份水和重烴，經裂解氣加熱器中用急冷水將裂解氣過熱3～4℃，經過酸性氣體弱堿吸收塔和強堿吸收塔脫除酸性氣體后，裂解氣進四段吸入罐，別離掉夾帶的水后進入壓縮機第四段，壓縮至1.807MPa，86℃，經水冷卻后，進入第五段吸入罐，別離掉水及烴類的裂解氣進入壓縮機第五段，壓縮至3.713MPA，93.1℃，經兩臺并聯的水冷卻器冷卻至38～42℃后進入枯燥器進料洗滌塔，在塔內裂解氣與來自該塔回流罐的12～15℃的烴類凝液逆流接觸，別離掉笨及重烴類。裂解氣經過洗滌后，用丙烯冷卻和脫乙烷塔進料換熱器將裂解氣冷卻至12～15℃后進入回流罐，凝液作苯洗塔回流，氣相送至別離單元枯燥。前三段壓縮段間凝液在汽油汽提塔中進行汽提，汽提出碳四以下的輕組分的氣相返回壓縮機一段吸入罐，液相裂解汽油那么送入原料罐區。后二段壓縮段間凝液送入凝液汽提塔，塔釜用PS加熱，靈敏板溫度控制在56～60℃，將進料凝液中含有的全部C2餾分及部份C3餾分被汽提出來，由塔頂壓力控制在0.97Mpa下返回至四段吸入罐，塔釜液被送至脫丙烷塔。離心式壓縮機的喘振及防護由圖2-3b可以看出到，在每一轉速下，每條出口壓力與流量的關系曲線左邊，都有各自的喘振點，將這些點連接起來，就在性能曲線圖上表示出一條喘振界線來，壓縮機只能在喘振線的右邊正常工作。對壓縮機性能曲線分析，可得到下面的結論：〔1〕在一定的轉速下，增加流量，壓縮機的出口壓力將下降，反之那么上升。〔2〕壓縮機的性能曲線左邊受到喘振線的限制，穩定運行在喘振線的右側區域。〔3〕轉速愈高，壓縮機的性能曲線就愈陡，穩定工況區域就越窄。所謂管網系統，是指壓縮機后面，壓縮氣體所需經過的全部裝置的總稱。本裝置與壓縮機緊密聯系的管網系指裂解氣壓縮機五段出口到脫甲烷塔前這一段，由冷箱系統進氫、甲烷別離罐管線上的壓力控制閥來控制五段出口壓力在控制值上。經壓縮機壓縮后的氣體通過管網系統時，氣體的壓力不斷下降，即氣體通過管網時，有一系列的壓力損失，這些損失主要是沿著管道方向的速度損失與局部阻力形成的壓力損失。每一種管網系統都有自己的性能曲線，它是指通過管網的氣體流量與保證這個流量通過管網所需的壓力之間的關系曲線，見圖2-4。如果把壓縮機的性能曲線和管網的性能曲線作于同一圖上〔圖2-5〕，橫坐標用重量流量G表示，縱坐標用壓力P表示，這時兩根曲線交于M點，該點就決定了壓縮機的工作點，此時流量GM，為壓力為PM，即通過壓縮機的流量與管網流量相等，壓縮機產生的壓力也正好與管網的阻力相等，這樣整個系統才能保持平衡。當壓縮機在運行過程中，流量不斷的減少到達最小流量時，就會在壓縮機的流道中出現嚴重的旋轉脫離，流動嚴重惡化，使壓縮機出口壓力突然大大下降。由于壓縮機總是和管網系統聯合工作的，這時，管網中的壓力并不馬上減低，于是管網中的氣體壓力就反大于壓縮機出口處壓力，因而管網中的氣體就倒流向壓縮機，一直至管網中壓力下降至低于壓縮機出口壓力止，這時倒流停止，壓縮機又開始向管網供氣，經過壓縮機的流量又加大，壓縮機又恢復正常工作。但當管網中壓力恢復到原來壓力時，壓縮機的流量又減少，系統中氣體又產生倒流。如此周而復始，就在整個系統中產生了周期性的氣流振蕩，該現象稱為“喘振〞。如何防止和防止喘振現象根據離心式壓縮機的性能曲線可知，最主要的是應使壓縮機的質量流量保持在某個低限以上。一般為工藝設計指標的70%以上，這包括壓縮機的總量和各吸入段的量均要到達此數值，任何一段達不到都可能發生喘振。為使氣體流量不致過小，本裝置設置有調節系統控制三段出口和五段出口氣體流量。操作中要注意氣體的吸入溫度、吸入壓力和分子量的變化。可采取適當提高吸入壓力和降低吸入溫度的方法防止喘振現象。裂解氣壓縮系統的節能措施裂解氣壓縮機的功率約占總功率的44%左右。因此，如何降低裂解氣壓縮系統的功率消耗具有很重要的意義。應當特別指出的是，合理地設計壓縮機五段出口的流程，減少返回四、五段的裂解氣循環量，可以降低功率消耗。1、增加凝液別離罐和液相枯燥器2、壓縮機五段凝液二次閃蒸3、選擇最正確吸入壓力4、降低裂解氣壓縮機段間冷卻壓力降5、壓縮段數的合理選擇6、堿洗塔采用填料塔二、酸性氣體的脫除裂解氣中含有少量的對設備和催化劑有害的酸性氣體，主要指CO2、H2S和其它氣態硫化物。這些酸性氣體需在酸性氣體脫除系統脫除。目前，酸性氣體的脫除主要有堿洗法和乙醇胺吸收劑洗滌脫除或乙醇胺-堿洗聯合脫除法。酸性氣體雜質的來源及危害裂解氣中酸性氣體主要來自以下幾個方面：〔1〕氣體裂解原料帶入的硫化物；〔2〕液體原料所含硫化物〔如硫醇、硫醚、噻吩、硫茚〕在高溫下與氫氣或水蒸汽反響生成H2S；〔3〕裂解原料烴和爐管中的結炭與水蒸汽反響生成CO和CO2；〔4〕烴和水蒸汽反響也可生成CO2；〔5〕當裂解爐中有氧及氧化物進入時，氧和烴類反響生成CO2；總之，在管式爐裂解的條件下生成CO2的可能性比生成H2S為小，但當有空氣進入系統時，其裂解氣中的CO2含量比H2S高。這些酸性氣體的帶入和生成，對裂解氣的進一步加工危害較大。H2S含量較高時能嚴重腐蝕設備，還能使裂解氣脫水操作所用的分子篩壽命縮短，使脫炔操作所用的鈀催化劑中毒〔少量硫化物對非鈀催化劑可增加其加氫脫炔的選擇性〕。CO2在深冷低溫操作的設備中造成干冰堵塞設備和管道，破壞正常生產。酸性氣體雜質對產品也是有害雜質。例如乙烯低壓聚合時，CO2和硫化物會使低壓聚合催化劑的金屬碳鍵分解，破壞其催化活性；乙烯高壓聚合時，CO2在循環乙烯氣中積累，降低了乙烯的分壓，從而影響聚合速度和聚乙烯的分子量。鑒于上述原因，在別離裂解氣之前首先要脫除其中的酸性氣體。裂解氣中酸性氣含量約為0.2~0.4%。一般要求將裂解氣中的H2S和CO2分別脫除至10-6以下。堿洗法原理堿洗法是用NaOH溶液洗滌裂解氣，在洗滌過程中NaOH與裂解氣中的酸性氣體發生化學反響，生成碳酸鈉和硫化物溶于廢堿液中，因而使酸性氣體自裂解氣中脫除。CO2＋2NaOHNa2CO3＋H2OH2S＋2NaOHNa2S＋2H2O從反響的熱力學因素來看，它們的化學平衡常數都很大，傾向于完全生成產物。在平衡產物中，CO2和H2S的分壓實際上可降低到零，因此有可能在生產中使CO2、H2S在裂解氣中的含量降低至10-6以下。比較CO2、H2S與NaOH的反響速度發現，后者的速度要比前者快得多，過程的總反響速度受CO2與NaOH反響速度控制。因此，在進行堿洗塔設計時主要考慮CO2的吸收速度，或者是用總酸性氣體〔CO2＋H2S〕的含量來代替CO2的含量進行設計計算。影響堿液洗滌的主要因素〔1〕溫度的影響圖2-14給出了塔板數與溫度的關系。由圖可見，隨著洗滌操作溫度的升高所需的塔板數是下降的。例如操作溫度為293K時，需要38塊板，而溫度升高到323K時，只需23塊塔板。升高洗滌塔操作溫度雖然有利于降低塔高，但是溫度不能過高，過高的溫度將導致裂解氣中重烴的聚合，聚合物的生成會堵塞設備和管道，影響裝置的正常操作。另外，熱堿〔＞50℃〕對設備有腐蝕性，因此堿洗塔的操作溫度控制在40℃左右。這就是熱堿有利于脫除CO2，而對H2S的脫除無需熱堿。洗滌塔的塔板數受擴散系數D、反響速度常數K、物理溶解度S的影響，而D、K、S都與溫度有關，溫度升高，D、K增加但S下降〔2〕壓力的影響提高洗滌塔的操作壓力有利于H2S和CO2的吸收〔如圖2-15所示〕，且可以縮小塔徑，故堿洗操作通常是在一定的壓力下進行的。但是操作壓力過高，會使裂解氣中重烴的露點升高，重烴在洗滌塔中冷凝。高壓塔雖塔小了些，但壁厚增加，制造費反面增加，因此堿洗操作通常是在0.8~1.0MPa下進行。〔3〕洗滌液中堿濃度的影響提高堿濃度有利于CO2的吸收〔如圖2-16所示〕，提高堿液濃度可使新鮮堿液參加量及廢堿液的排出量下降。但提高堿濃度對于氣液吸收過程來說，吸收速度直接受氣液相接觸面積的影響。當降低堿用量時，為了不影響氣液相的良好接觸，必須提高洗滌液的循環氣數，最終將增加操作費用。另外，堿液濃度的提高還受Na2CO3在洗滌液中的溶解度的限制。堿液濃度的提高會降低Na2CO3的溶解度，一旦Na2CO3析出就會影響吸收操作的正常進行。同時，隨著堿液濃度的提高，裂解氣中烯烴的聚合速度也會加快，聚合物的形成會給操作帶來一系統的麻煩。同時，堿液濃度的選擇應該既保證一定的吸收速度〔所需的塔板數不是很多〕，又要使洗滌液的循環次數不多〔所需的操作費用不是很大〕。除了操作參數的影響外，塔板數還受堿利用率和塔板結構的影響。〔4〕堿利用率的影響提高堿利用率會降低新鮮堿液的參加量，當洗滌液循環比不變時，為保持氣液相的良好接觸，必須增加塔板數。因此，隨著堿利用率的提高，所需的塔板數要增加〔如圖2-17〕所示〕。假設不增加塔板數，就要增大洗滌液的循環次數〔會提高操作費用〕。〔5〕塔板結構的影響塔板數還受洗滌塔中氣體線速度和、液體負荷和溢流堰高度的影響。因此，從塔板結構角度考慮，可以通過調節溢流堰高度來改變所需的塔板數。隨著溢流堰高度的提高，所需的塔板數是下降的。但是，溢流堰高度應該適當，溢流堰過高會增加每塊塔板的壓力降，同時也會降低塔的操作彈性。如果堿洗塔換改填料塔，酸性氣體的吸收過程與板式塔過程類似。不同的是傳質過程是在填料層的表外外表上進行的，填料層的高度及填料的比外表積對吸收入過程同樣有影響，填料層的高度赿高、填料的比外表積赿大，對吸收赿有利。采用填料塔有優點是，可以大大降低吸收塔的壓降〔壓降平均降低80%〕，提高裝置運行負荷。但采用填料塔后，由于生成的聚合物在填料內局部堵塞后，會造成氣液流偏流，影響裝置正常運轉。工藝流程三段壓縮出來的裂解氣經加熱器被加熱至42~44℃，比裂解氣飽和溫度熱2℃，以防烴在塔中冷凝，進入堿洗塔的底部，在堿洗塔中自下而上流動與從上部淋下的堿液逆流接觸。為了捕集堿液，防止堿液帶入機體內，在堿洗塔的上部通常設置一段水洗段，凈化后的裂解氣自塔頂引出。即使在常溫操作下，在有堿液存在時，裂解氣中的醛類、酚類、含氧化合物及不飽和烴仍會發生聚合，生成的聚合物將聚積在塔釜。這些聚合物為液體，但與空氣接觸易形成黃色固體，通常稱為“黃油〞。“黃油〞的生成可能造成堿洗塔釜與廢堿液罐的堵塞，而且也為廢堿液的處理造成麻煩。由于“黃油〞可溶于富芳烴的裂解汽油中，因此，常常采用注入裂解汽油的方法，別離廢堿液中的“黃油〞。“長尾曹達〞堿洗法由NaOH與H2S、CO2的化學反響式可以看出，脫除1mol的H2S或CO2理論上需要2mol的NaOH，如果能控制操作條件，使反響下式進行：CO2+NaOH→NaHCO3H2S+NaOH→NaHS因此，1mol的H2S或CO2理論上只需消耗1mol的NaOH，這就是長尾曹達法的根本出發點。第五節制冷系統一、制冷循環二、丙烯制冷系統三、乙烯制冷系統四、甲烷制冷系統五、二元制冷系統六、三機根本操作知識一、制冷循環制冷循環工作原理冷凍制冷循環系統一般由壓縮機、冷凝器、節流閥、蒸發器組成，同樣制冷過程也是由壓縮、冷凝、膨脹、蒸發四個根本過程組成。這四個過程各有其作用。壓縮——外界對系統作壓縮功，提高制冷介質的壓力。冷凝——制冷介質由氣相被冷凝為液態，將熱量排給冷卻水或其它冷劑。膨脹——高壓液態制冷介質在節流閥中降壓，由于壓力降低，相應的沸點就降低。蒸發——制冷介質由液態蒸發為氣態，從而吸收冷量用戶的熱量，到達制冷目的。當連續流動的高壓氣體或液體經過節流閥或其它節流裝置后壓力很快降低，由此降低了物流的溫度，我們稱該膨脹過程為節流膨脹，本裝置的制冷采用節流膨脹制冷。單級蒸汽壓縮制冷循環為了獲得低溫條件，可以使用某一沸點為低溫的液體介質使其蒸發。例如，用液態丙烯在蒸發器內于常壓下蒸發，那么可獲得大約-42℃的低溫。在蒸發器內液態丙烯被冷卻介質加熱氣化，而冷卻介質那么被冷卻。如果將氣化的丙烯壓縮至一定壓力〔如1.7MPa〕，再經冷卻使其液化，液化后的丙烯再減壓膨脹到蒸發器，由此形成壓縮—冷凝—膨脹—蒸發的單級壓縮制冷循環〔圖2-24〕。如果各個過程都是無損失的理想過程，那么此單級制冷循環表示在溫熵圖上的1-2-3-4。此循環的過程正好與理想熱機的卡諾循環相反，稱之為逆卡諾循環。根據熱力學第二定律可以斷定：在制冷循環中壓縮機的功耗肯定大于膨脹過程回收的功。通常用制冷循環獲得的制冷量Q2與輸入凈功W的比值表示制冷循環的制冷系數ε:ε=Q2/W對于逆卡諾循環而言:εK=Q2/WK=Q2/(Q1-Q2)=T2/(T1-T2)在相同環境溫度T1之下,理想制冷循環的制冷系數隨制冷溫度的降低而減小。換言之,相同功耗獲得的制冷量,將隨制冷溫度的降低而減少。實際單級蒸汽壓縮制冷循環〔圖2-25〕與理想逆卡諾循環相比，主要差異如下：壓縮過程——逆卡諾循環是等熵壓縮過程，壓縮機進氣為濕蒸汽，壓縮機出口為飽和蒸汽。實際壓縮過程為多變過程，壓縮過程中有一定的不可逆損失。壓縮機進氣一般為飽和蒸汽，甚至有一定的過熱度，壓縮機出口蒸汽有相當過熱度。顯然，實際壓縮過程的功耗將高于理想過程。冷凝過程——逆卡諾循環的過程是無溫差、無壓差的理想傳熱過程。實際冷凝過程那么存在一定溫差和阻力降，相應存在一定的不可逆損失。膨脹過程——逆卡諾循環是濕蒸汽在膨脹機中進行作外功的等熵膨脹過程。而實際膨脹過程多采用膨脹閥進行等焓節流膨脹，膨脹過程中不對外作功，相應產生一定的能量損失。蒸發過程——逆卡諾循環的蒸發過程是無溫差和無阻力降的理想傳熱過程，而實際蒸發過程那么存在一定的溫度和阻力降。相應存在一定的不可逆損失。帶節流膨脹的實際單級制冷循環的制冷系數為蒸發器實際吸收的熱量〔i1’—i4’〕與壓縮機實際功耗之比：ε=〔i1’—i4’〕/W由于各種損失的存在，節流膨脹的實際單級制冷循環的制冷系數總是低于逆卡諾循環的制冷系數。理想循環所消耗的功與實際循環所消耗的功之比，稱為實際循環的熱力學效率η=ε/εK=(T1-T2)/T2×ε在蒸汽壓縮制冷循環中，制冷機膨脹過程有兩種，一種采用膨脹機進行作外功的絕熱膨脹，另一種方式采用膨脹閥進行不作外功的絕熱膨脹(稱為節流膨脹)。實際制冷循環中，液體制冷劑的膨脹過程均采用等焓節流膨脹，而氣體制冷劑的膨脹那么可采用作外功的絕熱膨脹，也可采用等焓節流膨脹。原那么上，沸點為低溫的物質都可用作制冷劑。對乙烯裝置而言，裝置產品為乙烯、丙烯，已有貯存設施，且乙烯和丙烯已具有良好的熱力學特性，因而均選用乙烯、丙烯作為乙烯裝置制冷系統的制冷劑。丙烯常壓下沸點為-47.7℃，可作為-40℃溫度級的制冷劑。乙烯常壓沸點為-103.7℃，可作為-100℃溫度級的制冷劑。采用低壓脫甲烷別離流程時，需要更低的制冷溫度，此時常采用甲烷制冷。甲烷常壓沸點為-161.49℃，可作-120～-160℃溫度級的制冷劑。兩級節流兩級壓縮制冷循環在單級蒸汽壓縮制冷循環中，如果將冷凝器的凝液先膨脹到介于冷凝壓力〔Pk〕和蒸發壓力〔P0〕之間的中間壓力〔P1〕，在別離罐中閃蒸的氣體返回壓縮機中間段，然后再將別離罐的液體減壓到蒸發壓力。這就形成一個兩級節流兩級壓縮的制冷循環。由于中間節流將膨脹過程中產生的局部汽態冷劑在壓力P1下返回壓縮機，與單級節流相比，可節省局部功耗。多級節流多級壓縮多級蒸發制冷循環在冷凝溫度為環境溫度的條件下，當制冷溫度在-5～-10℃以上時，常常采用上述兩級節流兩級壓縮的制冷循環。當蒸發溫度更低時，冷凝壓力Pk與蒸發壓力P0之差增大，此時可采用更多級的節流以提高制冷循環的效率。多級節流多級壓縮制冷循環中，隨著節流和壓縮級數的增加，單位功耗的制冷量增加，或單位制冷量的功耗降低，冷凝器熱負荷也相應降低。在需要提供幾個溫度級的冷量時，可在多級壓縮多級蒸發制冷循環的根底上，在不同壓力等級設置蒸發器，形成多級節流多級壓縮多級蒸發的制冷循環，以一個壓縮機組同時提供幾種不同溫度級的冷量，從而降低投資。復疊制冷循環用兩種或多種冷凍劑進行串聯操作，以一種冷凍劑所產生的冷效應去冷凝另一沸點較低的冷凍劑，該冷凍劑所產生的冷效應又去冷凍另一沸點更低的冷凍劑，這樣依次逐級液化，可達很低的溫度，此法稱為復疊制冷。以丙烯為制冷劑構成的蒸汽壓縮制冷循環中，其冷凝溫度可采用38～42℃的環境溫度(冷卻水冷卻或空冷)。但是，在維持蒸發壓力不低于常壓的平安條件下，其蒸發溫度受丙烯沸點的限制而只能到達-45℃左右的低溫條件。換言之，丙烯制冷循環難于獲得更低的溫度。以乙烯為制冷劑構成的蒸汽壓縮制冷循環中，在維持蒸發壓力不低于常壓條件下，其蒸發溫度可降至-102℃左右。換言之，乙烯制冷劑可以獲得-102℃溫度的低溫。但是，在壓縮-冷凝-節流-蒸發的蒸汽壓縮制冷循環中，由于受乙烯臨界點的限制，乙烯制冷劑不可能在環境溫度〔冷卻水溫度38～42℃〕下冷凝，其冷凝溫度必須低于其臨界溫度〔9.9℃〕。為此，乙烯蒸汽壓縮制冷循環中的冷凝器需要使用制冷劑進行冷卻。此時，如果采用丙烯制冷循環為乙烯制冷循環的冷凝器提供冷量，那么構成如圖2-27所示的可制取-102℃低溫冷量的乙烯—丙烯復疊制冷循環。在此循環中，冷卻水向丙烯供冷，并帶走丙烯冷凝時放出的熱量。經節流降壓降溫的液態丙烯在復疊換熱器中向高壓氣態乙烯供冷，并帶走乙烯冷凝時放出的熱量，得到液態乙烯。此液態乙烯經節流閥降壓降溫，它在換熱器中使被冷物料冷至-100℃的低溫。復疊換熱器實際上既是液態丙烯的蒸發器，又是氣態乙烯的冷凝器。在維持蒸發壓力不低于常壓的條件下，乙烯制冷不能到達-102℃以下的制冷溫度，為制取更低溫度級的冷量，尚需先用沸點更低的制冷劑。例如選用甲烷作為制冷劑時，由于其常壓沸點達-161.5℃，因而可制取-160℃溫度級的冷量。但是隨著常壓沸點的降低，其臨界溫度也相應降低。由于甲烷的臨界溫度為-82.5℃，因而以甲烷為制冷劑時，常常采用甲烷—乙烯—丙烯三元復疊制冷循環。二、丙烯制冷系統在乙烯裝置中，丙烯制冷系統為裂解氣別離裝置提供-40℃以上各溫度級的冷量。其主要冷量用戶為裂解氣的預冷、乙烯制冷劑冷凝、乙烯精餾塔、脫乙烷塔、脫丙烷塔塔頂冷凝等。各部份冷量用量隨別離流程不同而不同。丙烯制冷系統的最大用戶為乙烯精餾塔塔頂冷凝器，其量約占丙烯制冷系統總功率的60~70%，乙烯制冷劑的冷凝和冷卻所耗冷量約占丙烯制冷系統總功率的17~20%。丙烯制冷系統是一個閉式的用蒸汽透平驅動的四段離心式壓縮系統，該系統提供四個制冷溫度級，即：-40℃、-23℃、2℃、18℃，制冷是在與這些溫度級相對應的壓力下蒸發丙烯獲得的。三、乙烯制冷系統在乙烯裝置中，乙烯制冷系統用于裂解氣低溫別離裝置所需的-40℃至-102℃各溫度級的冷量。本裝置乙烯制冷系統為深冷別離提供-62℃、-75℃、-101℃三個溫度級的冷劑。該系統為多段壓縮，多級節流的封閉循環系統，并與丙烯制冷壓縮機系統構成復疊制冷。四、甲烷制冷系統在裂解氣深冷別離裝置的脫甲烷過程中，為減少甲烷中乙烯含量以保證較高的乙烯回收率，脫甲烷的操作溫度需降低至-100℃以下。為保證回收的甲烷餾分和氫餾分到達95%左右的純度，那么其操作溫度更將降低至-170℃左右。乙烯裝置中通常采用如下幾種方式提供-100℃以下的冷量：設置甲烷制冷系統。此時，利用已有的丙烯和乙烯制冷系統，組成丙烯—乙烯—甲烷復疊制冷系統。利用裂解氣中的甲烷進行等焓節流膨脹,或通過膨脹機進行等熵膨脹而制取所需的低溫冷量。利用裂解氣中的甲烷制取低溫冷量受裂解氣中甲烷含量的限制,當其低溫冷量不能平衡所需冷量時,可用局部甲烷循環返回裂解氣壓縮機,以此滿足冷量平衡。在采用高壓脫甲烷別離流程時，利用裂解氣中的甲烷進行等焓膨脹或等熵膨脹制取的低溫冷量可以滿足冷量的平衡。在采用中壓脫甲烷時，僅用裂解氣中的甲烷制取低溫冷量時，冷量略有缺乏，此時，一般采用少量甲烷返回裂解氣壓縮機的方式補充低溫冷量。當采用低壓脫甲烷時，僅用裂解氣中甲烷制取的低溫冷量遠不能滿足冷量平衡。此時或需設置甲烷制冷系統，或采用甲烷循環返回裂解氣壓縮機的方案以平衡低溫冷量。由于所需補充的低溫冷量較大，因而采用甲烷循環返回裂解氣壓縮機的循環甲烷量比中壓脫甲烷時大。乙烷裝置中的甲烷制冷系統均采用丙烯—乙烯—甲烷復疊制冷系統，此時，甲烷壓縮機一般為兩段活塞式壓縮機，段間設置冷卻器。甲烷制冷系統可采用開式循環系統，也可采用閉式循環系統。開式循環系統中作為制冷介質的甲烷與脫甲烷別離系統中的餾分相邊通，而閉式循環系統中作為制冷介質的甲烷在封閉系統中循環。這兩種系統相比，開式循環系統的功耗略高。開式循環系統的操作簡單、可靠，尤其在要求輸出高壓甲烷量較大時，其應用比閉式循環系統更為廣泛。五、二元制冷系統二元制冷是混合制冷的一種。混合制冷循環原應用于天然氣液化工廠，于1976年法國德希尼公司首先提出了混合制冷循環應用于乙烯裝置。冷凍級位不可能無限增加，這里有一個最正確選擇的問題，通常采用有限級位供給相應冷量的用戶。對裂解氣來說，冷卻過程的物料流冷卻曲線是連續而平滑的，冷劑供冷曲線〔即蒸發曲線〕是非連續的，即級躍式。因此，由于只以一定級位冷劑向工藝流體供冷量，故平均傳量溫差較大，說明傳熱過程不