《丙烷脱氢制丙烯PDH装置工艺技术规程.doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《丙烷脱氢制丙烯PDH装置工艺技术规程.doc（24页珍藏版）》请在taowenge.com淘文阁网|工程机械CAD图纸|机械工程制图|CAD装配图下载|SolidWorks_CaTia_CAD_UG_PROE_设计图分享下载上搜索。
1、45 万吨/年丙烷脱氢制丙烯（PDH）装置工艺技术规程UOP C3 Oleflex 工艺）2018 年 11 月 13 日1 预处理工段1.2 丙烷脱氢反应工段1.3 催化剂再生工段4.4 冷箱分离工段8.5 SHP 工段9.6 精馏工段97 PSA 工段108 全厂系统（蒸汽凝液系统）1.29 丙烷低温储罐及其辅助系统1.210 中间罐区1.3.11 火炬 1.4.12 空压站及氮气辅助系统1.713 本项目涉及的主要化学反应1.91 预处理工段来自新鲜丙烷进料加热器（21E0601）的新鲜丙烷原料先进入进料保护床（ 21D0101-1/2） ， 在此用树脂吸附剂除去氮化物和有机金属化合物。
2、这两台保护床可以通过调整进出料管道来改变两台保护床的前后。接着丙烷原料流过汞脱除器（21D0102除汞，然后进入进料干燥器（21D0103-1/2）以脱除原料中的水分 （ 原料中如果含水将在分离系统结冰，就可能堵塞系统。这两台干燥器一般在系统开车时用来干燥进料，正常运行时可不用。进料干燥器装填分子筛以从丙烷中脱除水分。进料干燥器设计为每周再生一次，再生用干燥的丙烷气来完成，丙烷在进料干燥再生蒸发器（21E0120）中用蒸汽先加热到60 C,然后用原料干燥再生过热器 （21E0122）加热到232c左右，以与丙烷进料相反的方向进入进料干燥器去再生干燥床层，然后进入进料干燥再生冷凝器 （21E01
3、02）,被冷凝后送到进料干燥再生收集器（21D0104） ，在此水与再生丙烷分离，丙烷用进料干燥再生泵（21P010D输送到在线操作的干燥器入口，废水送至反应工段与含硫废液混合后一并送至含硫/盐污水处理装置处理。2 丙烷脱氢反应工段（ 1）原料预热及反应自冷箱分离工段回收冷量后的原料丙烷送至热联合进料换热器（ 21E0201-1/2/3/4 ）内与出反应器的粗产品气进行换热进一步提高进料温度同时降低粗产品的温度。预热后的原料气中注入少量的二甲基二硫。经预热的物料经过进料加热炉（21F0201）,加热至615c后自反应器底部进入第一反应器（ 21R0201） ， 原料气穿过反应器内件与反应器顶部
4、流下的催化剂接触后发生脱氢反应。 从第一反应器出来的物料进入第一中间加热炉（ 21F0202） 。 由于脱氢反应是吸热反应，因此需要在过程中补充物料放出的热量。物料再次被加热至622c后进入第二反应器（21R0202）继续进行脱氢反应，之后物料依次进入第二中间加热炉（21F0203） 、第三反应器（21R0203） 、第三中间加热炉（21F0204） 、第四反应器 （ 21R0204） ， 从第四反应器出来的反应粗产品再次经过热联合进料换热器中与混合原料换热回收热量后，送至反应产物压缩部分。在反应物料依次进入反应器的同时，来自催化剂连续再生工段的净化气（从PSA来的经加热后的高纯氢）也从反应器
5、的上部进入到反应器的中心“锥形塞管” 内部进行连续吹扫，以尽量减少工艺气在中心“锥形塞管”内部的停留时间，防止其在此结焦或其它副反应的发生。硫 化 物 加 注 罐 （ 21J0201 ） 里 的 二 甲 基 二 硫 化 物 用 硫 化 物 注 入 泵（ 21P0207-1/2/3 ）分别在混合进料进入热联合进料换热器前后注入其中。目的是为了保持加热炉及反应器内的不锈钢表面上形成铬的硫化层，以免不锈钢渗碳以及减少丙烷原料热裂解成乙烷和甲烷。同时， 在本设计仍保留向反应器注水的管线作为备用，可以把少量水注入到反应器的入口中帮助扩展催化剂的稳定性和减少催化剂上的焦的形成。注入水采用蒸汽凝液，使用洗涤
6、水补充泵 （21P0209-1/2）注入。（ 2）反应产物压缩经回收热量的反应产物首先进入反应流出物冷却器（21E0202-1/2）中进一 步冷却至42C,随后进入反应流出物压缩机进口分离器 （21D020D,罐顶的气 相进入反应流出物压缩机第一段（ 21K0201） ， 经压缩机绝热压缩后的气体温度升高，被送入反应流出物压缩机第一级间冷却器（21E020进行冷却，然后再进入反应流出物压缩机第一级间分离器（21D0202）, 罐顶的气相随后依次进入反应流出物压缩机第二段 进行压 缩 ，进入 反 应流出物压缩机 第二级间冷却器（ 21E0204） 冷却， 再进入反应流出物压缩机第二级间分离器（2
7、1D0203）， 最后罐顶的气相进入反应流出物压缩机第三段压缩。经压缩升压的粗产品压力36MPaG温度110c自第三段压缩出口物料送去精储工段脱丙烷塔进料预热器 （21E0603）与脱丙烷塔进料换热以回收热量后温度 65C,然后再进入反应流出 物压缩机出口冷却器（21E0205）进一步冷却至42C,经反应流出物压缩机出 口分离器（21D0204）后，罐顶的气相送去反应产品后处理部分进行除氯、除硫及 干燥处理。反应产物压缩部分还配有溶剂注入罐，在操作过程中需要间断批量的将重芳烃溶剂 （对二乙基苯）分别送入物料冷却器的进口，将附着在换热器管内的结焦溶解带出，以保证换热器的换热性能，并在各段压缩机进
8、口前的气液分离器内对溶剂进行收集。收集后的溶剂分批送回溶剂注入罐循环使用。定期检测溶剂中的杂质含量，当杂质含量高于允许值时则需要更换新的溶剂。（ 3）反应产物后处理由于用于在催化剂再生工段需要注氯，催化剂上的氯离子会随反应产物带入下游。 同时在原料气进入在反应器前加注的硫化物和丙烷原料中含有的硫化物均转化为硫化氢的形式随反应产物带出。催化剂还原过程中还会产生少量的水，其会在冷箱中会结冰造成堵塞，而HS能使后面SHP单元的催化剂中毒并污染丙烯 产品和净气。故这些杂质均需要在进入冷箱分离前进行处理以保护后续设备的正常运行。自反应流出物压缩机压缩后的粗产品气由氯化物处理器（21D0205的顶部进入，
9、 底部送出。氯化物处理器内装填有活性氧化铝特制的非再生型吸附剂。反应产物经脱氯后，自上向下流过反应流出物干燥器（21D0206-1/2） 。以脱除反应产物中的HS和水。反应流出物干燥器为两台并联设备，其中一台正常工作，另 一台进行再生操作。大约48 小时进行一次切换。正常操作时，（以 21D0206-1 为例）产品气自顶部进入干燥器杂质在填料中被吸附，处理后的产品气自干燥器底部流出送至冷相分离工段进行分离。再生加热时，自冷箱分离工段送来一股净气（主要为氢气）经过再生加热器（21E020R加热后将净气预热至 232c送入再生中的干燥器（21D0206-2）,气 体自下而上经过干燥器，气体将吸附剂
10、上的硫化氢及水带走由顶部排出后进入再生空冷器（21E020冷却后送入再生分离罐（21D0207）气相送入再生洗涤塔， 液相重组分由再生分离罐底泵（21P020送入精储工段脱丙烷塔塔釜液气提塔 （21C0603汽提回收气相组分，液相作为燃料油使用。再生干燥器完成再生加热后继续进行再生冷却。每个再生周期大约需要再生加热 7.6 小时， 冷却 7.1 小时。 再生冷却时，仍使用自冷箱分离工段送来的净气温度34C,此时再生加热器（21E0206）不在工作，净气自下向上进入干燥器 （21D0206-2）将再生后的床层进行冷却，冷却后的气体由干燥器顶部排出再经 过再生空冷器及再生分离器后送入再生洗涤塔。自
11、再生分离器来的气体由再生洗涤器（21C020。底部进入塔内，再生洗涤 塔为填料塔,下部使用 10wt%勺氢氧化钠溶液进行循环洗涤除去气体中的硫化 氢， 上部使用蒸汽凝液作为洗涤水循环使用洗涤气体中夹带的微量碱液。经洗涤后的气相主要为含氢气，送往PSA工段进行提纯，一部分会用剩余部分作为产品 送出。 洗涤塔中循环的碱液定期进行成分分析，当氢氧化钠含量小于新鲜碱液量的30%寸需进行更换，废碱液由洗涤塔底部排出送至废碱液脱气罐（21D0208）以除去气体中进入的氢或烃，然后由废碱液输送泵（ 21P0205） 送至含硫 /盐污水处理装置进行处理。同时将配置好的新鲜碱液由加碱装置泵送至碱液循环泵（21P
12、0204-1/2）进口循环至洗涤塔内。上部循环的洗涤水也定期将部分含碱废 水排放至碱液脱气罐（21D0208）中，同时将消耗的新鲜凝液经洗涤液补充罐（21D0209及洗涤水补充泵（21P0209-1/2）补充至洗涤塔内。（ 4）燃料气系统本装置生产过程中可副产以氢气及轻烃类气体为主的可燃气体。此气体可作为装置加热炉及锅炉的加热的燃料气使用。 燃料气主要由来自PSA工段的富氢尾气， 脱乙烷塔塔顶放空气以及脱丙烷塔底部汽提气组成。混合气体进入燃料气分离罐（21D021。初步分离后送入燃料气聚结器（21D0212中将燃料气中夹带的 液相进一步分离，然后送入燃料气加热器（21E0210）将燃料气预热至
13、120 c后 送入燃料气管网供加热炉及锅炉使用。燃料气系统还设置一套原料丙烷气化系统，用于装置开车向燃料气管网提供开车用燃料。并且在装置正常操作时后系统副产燃料气不足以供装置使用时气化部分丙烷气作补充用。（ 5）装置副产蒸汽燃料气送至加热炉燃烧后将热量提供给反应进料以维持反应温度，燃料气在加热炉辐射段燃烧后的烟气经过集合管排放至加热炉的对流段，在对流段内设置了多组盘管以回收废热烟气的热量副产蒸汽供装置使用。锅炉水自界外锅炉水泵分别送至进料加热炉（21F0201） ，第一中间加热炉（21F0202）,第二中间加热炉（21F0203）,第三中间加热炉（21F0204）对流段部分的预热管内预热，然后
14、与循环段出口的饱和蒸汽（汽液两相）混合后进入汽包（21D0210中。液相锅炉水经锅炉水循环泵（21P0206-1/2）加压后分别送至四台加热炉的蒸汽发生段，锅炉水依次经过下部蒸汽发生段及上部蒸汽加热段后吸收热量副产蒸汽压力4.4MPaG温度256C ,汽水混合物再回到汽包内进行 分离，自汽包顶部排出的蒸汽分别进入进料加热炉（21F0201）和第一中间加热 炉（21F0202）的蒸汽过热段过热，过热蒸汽经过调温后压力 4.2MPaG温度 420送至中压蒸汽管网供各用户使用。3 催化剂再生工段此工段的主要目的是在装置正常操作的情况下，将反应器部分来的因结焦而降低活性的催化剂进行再生，恢复其活性，然
15、后再送回反应器，从而使反应得以性能良好的连续进行。（ 1）反应器段催化剂自第四反应器（21R0204底部（22根3” /4 ”均布管）自流至4号 催化剂收集器（21D0317）中。自吹扫气总管来的吹扫气经过除硫加热器 （21E0314） 加热至525送入4 号催化剂收集器上部，吹扫催化剂以脱除固体颗粒上的硫化物 （此电加热器为连续工作，然而在其出现故障时，系统可以容许在没有加热的情况下运行34 天） ， 吹扫气自4 号催化剂收集器顶部排出，随反应产物送入REC压缩机。 来自第一反应器顶部的排放还原气进入4 号催化剂收集器下部去冷却催化剂颗粒的温度至150Co与此同时用氮气对1号闭锁料斗（21D
16、0318）进行冲压， 至1号闭锁料斗与4号催化剂收集器的压力一致时，开启VBB阀组（一个V型球 阀+两个B型球阀），需要再生的催化剂进入1号闭锁料斗（21D0318）。VBB阀组 开启初始设定的时间后关闭，再用氮气对1 号闭锁料斗进行吹扫，吹去氢气和碳氢化合物，将反应区的碳氢环境在此置换为氮气环境，置换气排放至进料加热炉（21F0201）作为燃料使用。下一步再开启1号闭锁料斗（21D0318）与4号提升料 斗（21D0319）之间的VBB阀组，使催化剂流入4号提升料斗（21D0319中。由 提升气风机（21B0305）送来的提升气（主要为氮气）先将催化剂从4号提升料斗先提升至中间分离料斗（ 2
17、1D0322） ， 中间分离料斗顶部分出的含有催化剂粉尘的气体去粉尘收集器（21D0302） ，中间分离料斗底部的催化剂再由提升气风机（21B0305）送来的提升气提升至催化剂再生段的分离料斗（21D0301）。反应器段还包含两台换热器：净气预热器（21E0308）和CCR气预热器（21E0309。净气预热器（21E0308）是将来自PSA的纯氢加热至145C ,升温 后的纯氢一股去 2号闭锁料斗（21D0305）去做置换气；一股去 5号提升料斗 （21D0306）做提升气；一股去反应装置的第一至第四反应器和4号催化剂收集器（ 21D0317） 。 去反应器的的纯氢一部分直接进入到反应器的中心
18、管内，以尽量减少丙烷气在中心管内的停留时间，防止其在此结焦；一部分需要再经过电加热器加热到更高的温度去第一、第二、 第三和第四反应器的上段。去第一反应器的纯氢由还原气加热器（21E0310加热至520550c后进去第一反应器的还原区， 将氧化态催化剂还原使其恢复活性后继续使用。去第二、 第三和第四反应器上段的纯氢分别经过2 号反应器净气加热器（21E0311） 、 3 号反应器净气加热器（21E0312和4号反应器净气加热器（21E0313）加热到600c以上再进入反应 器上段，但不做还原用途。去 4号催化剂收集器（21D0317）的纯氢经过除硫加 热器（21E0314）加热至U600C后去4
19、号催化剂收集器吹扫除硫。CCR气预热器（21E0309）是将来自分离系统的纯度不是很高的氢气加热至145后，一股去1、 2、 3 号提升料斗做提升气用，一股与反应装置的热联合进料换热器（21E0201-14）的壳程出料混合后循环进入进料加热炉（21F0201）。（ 2）催化剂再生段来自中间分离料斗（21D0322）需要再生的催化剂进入再生段的分离料斗 （21D0301,进一步分离催化剂粉尘。分离料斗（21D030D顶部循环气进入粉尘收集器 （ 21D0302） ， 粉尘收集器将粉尘及催化剂过滤收集至催化剂粉尘罐内（约7 天换粉尘罐一次）。由粉尘收集器上部排出的淘析气一部分由除尘风机（21B03
20、04送回分离料斗（21D0301,另一部分（约循环风量的1/10）送至提 升气风机（21B0305）,加压后送至4号提升料斗（21D0319作为提升气使用。 在提升气风机（21B0305）的出口引一股提升气至提升气风机调温冷却器（ 21E0307） ，冷至44左右再返回提升气风机的入口，使得提升气温度不至于过高。分离料斗（21D030D与再生塔（21R0301之间的要保证一定的压差使得再生塔内的气体不能倒流至分离料斗。催化剂由分离料斗进入再生塔（21R0301）中进行再生，再生塔内的气体自下而上逆流与催化剂接触，催化剂首先进入上部烧焦区， 接着进入下部烧焦区，在此区域通过和含氧气体接触燃烧去除
21、催化剂表面的结焦，经过冷却区冷却后再去氯化干燥区，最下段是脱氯区。再生完毕的催化剂由再生塔底部排出至流量控制料斗（21D0303）及缓冲料斗（21D0304中。上部再生气自再生塔顶部排出（520）经过上部再生冷却器（21E0305）冷却后温度降为478C,与经过空气干燥器（21L0302）干燥后的补充空气混合 由上部再生风机（21B0302）送回再生塔内进行烧焦循环。上部再生加热器（21E0303仅开车时使用。下部再生气自再生塔内中部的收集管内收集后自塔顶排出，经过下部再生冷却器（21E0306冷却后温度降为550C,与经过空气 干燥器（21L0302）干燥后的补充空气混合后由下部再生风机（2
22、1B0303）送回再 生塔内进行烧焦循环。下部再生加热器（21E0304）仅开车时使用。自下部再生风机（21B0303）出口引出一股 再生气送至冷却区 冷却器 （21E030D冷至477c送入再生塔烧焦区下部的冷却区，将经过烧焦后的催化 剂颗粒进行冷却。再生塔（21R0301）的冷却区下段为氯化干燥区，一股经过空气干燥器（ 21L0302） 干燥后的空气做抽吸气将氯气抽吸混合后送至空气加热器（ 21E0302）的出口（白烧工况用仪表空气抽吸氯气，黑烧工况用氮气抽吸氯气）；另一股空气经过空气加热器（21E0300加热至610C后与含有氯气的空气混合后送入再生塔的氯化干燥区。在氯化干燥区通过干燥的
23、热空气除去催化剂中的水分，注氯则是让催化剂中的铂金属在载体颗粒上的进行重新排列，达到更好的分布效果， 提高催化剂活性。再生塔的最下段是脱氯区，在此区通过连续通入氮气来脱除催化剂中的残留氯，以防止氯进入下游设备。在再生塔（21R0301内完成再生过程的催化剂自再生塔底部流出，首先进入流量控制锁斗（21D0303） ，流量控制锁斗中的容量约为1 分钟的催化剂流量，之后流至缓冲料斗（ 21D0304） 。 缓冲料斗的上部设有新鲜催化剂的加料口，新鲜催化剂通过催化剂加料漏斗（21D0307）和催化剂加料闭锁料斗（21D0308）加入 缓冲料斗中。催化剂在缓冲料斗（21D0304中进行收集，到设定的时间
24、后开启的下部的 VBB（一个V型球阀+两个B型球阀），催化剂就流入2号闭锁料斗中（21D0305, 在开启2号闭锁料斗下的VBB阀组前采用H2先对闭锁料斗进行冲压，待锁斗压 力与 5 号提升料斗（ 21D0306） 压力平衡后开阀，催化剂就流至5 号提升料斗中。关闭VBB阀组开启放空阀泄压。催化剂从 5号提升料斗（21D0306）中用来自净 化气预热器（21E0308）的纯氢提升至第一反应器（21R0201的上部。催化剂在1号催化剂收集器（21D0311）中的收集以及在 1号提升料斗 （21D0312中的提升、在2号催化剂收集器（21D0313中的收集以及在2号提 升料斗（21D0314中的提
25、升和在3号催化剂收集器（21D0315中的收集以及在 3号提升料斗（21D0316）中的提升流程除无需月御和氮气吹扫外与4号催化剂收集器（21D0317的收集以及在4号提升料斗（21D0319的提升流程相同。（ 3）放空气处理系统（21L0301）再生塔内除了各个区域要进行必要的气体循环外，还有废气排放，烧焦区及氯化干燥区的废气均由再生塔中下部的排放口排放出塔外，排放的废气中含有氯化氢、 氯气、 二氧化硫等有毒有害气体，需要经过处理达到环保要求后才能排放。废气首先进入放空气处理系统（21L0301）的洗涤塔用用氢氧化钠溶液及亚硫酸氢钠溶液吸收处理排放气中的酸性及有毒气体，在经过分液除去废气夹带
26、的液滴后经烟囱放空至大气。（ 4）加氯系统（21L0303）催化剂再生工段需要给催化剂进行注氯，注氯的目的是让催化剂铂金属在载体颗粒上的进行重新排列，达到更好的分布效果，提高催化剂活性。在此专门设置加氯系统，加氯系统设置在室内，由氯瓶存储间，加氯间和漏氯吸收间组成。氯气采用钢瓶储存，设计上采用一组钢瓶顺序加注，加注量由钢瓶底部的称量设备称重计量。4 冷箱分离工段本套冷箱分离系统将来自Oleflex 工艺单元的反应器流出物流分离为富氢的净气产品物流和富烃的液体产品物流。该冷箱系统还将一部分富氢气与丙烷进料混合， 作为反应器的混合进料送出。充分利用富氢物流在系统内的膨胀和优化进出冷箱物流的换热。该
27、系统的主要冷量来源为新鲜丙烷进料和循环氢气的混合物在冷联合进料换热器中的蒸发，还有另一部分冷量是由反应器流出物气相通过高、低压膨胀机膨胀制冷而提供。反应器流出物以42C, 184MPa(G进入分离系统(21L0401),在冷联合进料换热器与联合进料、部分净气换热而被部分冷凝。冷凝后的反应器流出物气相与液相在高压分离器中分离，分离后的气体经过高压透平膨胀机膨胀节流，膨胀功驱动膨胀发电机回收能量，气体部分冷凝。之后进入中压分离器进行气、液分离。出中压分离器的气体被分为净气和循环气等2 股物流。循环气进入低压透平膨胀机进一步膨胀降压。低压透平膨胀的能量驱动发电机， 气体部分冷凝。然后进入低压分离器进
28、行气液分离。出低压分离器的循环气与来自中压分离器的干气在干气冷却器内换热器而被复温。换热后的干气进入干气分离器进行气液分离。各分离器内的液相进入闪蒸罐内闪蒸，所有的分离器采用液位控制。出闪蒸罐的气体返回到反应器流出物压缩机进口分离器。闪蒸罐的液体即液体产品，经过闪蒸罐出料泵加压后在进料冷却器内与去反应器单元的新鲜原料换热，被加热到约43C,以3.896 MPa(G)出分离系统，至SHP!料加热器。冷新鲜原料与来自干气冷却器的循环气在进入冷联合进料换热器前混合，形成反应器的混合进料。混合进料与反应器流出物在冷联合进料换热器换热，然后以约36C, 0.368 MPa(G)离开分离系统，至丙烷脱氢反
29、应的混合进料换热器。来自干气分离器的干气被分成2 股， 其中一股在冷联合进料换热器中与反应器流出物换热被加热到约38C,另一股在进料冷却器E-0103内被加热到约43C。来自上述2个换热器的干气再次混合后以约 0.59 MPa（G）离开分离系统。5 SHP工段来自PSA装置的产品氢气40 C, 2.1MPa（G）进入 SHP氢气压缩机（21K0502-1/S）,压缩至 3.46M Pa（G）,然后进入 SHP昆合喷嘴（21M0501,多 余氢气送至界外。来自冷箱分离系统的液体产品（43，3.896 MPa（G） ，与来自产品精馏工段的工艺液体（17C, 3.92 MPa（G）混合，然后进入SH
30、R!料换热器（21E0511）, 与0.3M Pa（G）的饱和低压蒸汽换热，被加热至 60C,然后进入SHP混合喷嘴 （21M0501,与氢气在此混合，之后经过SHFfl态混合器（21M0502再次混合，然后进入SHP反应器（21R050D,进行选择性加氢反应，反应后的液体（43 C, 3.04MPa（G）被送至脱乙烷塔。6 精馏工段经原料预处理工段脱除有机氮、汞及水后的的新鲜丙烷与自丙烯丙烷分离塔塔底的循环丙烷混合，送往脱丙烷塔进料预热器（21E0603）经反应流出物压缩机出口物料加热后送至1号脱丙烷塔（21C0601）,约90%勺丙烷自塔顶采出。塔釜 液经1号脱丙烷塔塔釜泵（21P0603
31、-1/2）加压后送至2号脱丙烷塔（21C0602）作为 进料，1号脱丙烷塔热回收再沸器（21E0604）使用热泵压缩机（21K0601）二级出口 的丙烯作为热源为1 号脱丙烷塔塔釜液再沸提供热量，塔釜液再沸用热量不足部分经蒸汽再沸器（21E0605）使用低压蒸汽作为热源补充。剩余的10胸烷自2号脱丙烷塔（21C0602）塔顶采出，两台脱丙烷塔塔顶的丙烷采出气混合后经脱丙烷塔塔顶冷凝器（21E0608-1/2） 冷凝由脱丙烷塔回流罐（21D0605）收集，收集后的丙烷由脱丙烷塔塔顶凝液泵（21P0602-1/2）加压后，部 分用作 1 号和 2号脱丙烷塔的回流，剩余的丙烷经新鲜丙烷进料加热器（2
32、1E0601）回收热量后送至反应工段。自2号脱丙烷塔（21C0602）塔底采出的C4$类经液位调节阀减压后送至脱 丙烷塔塔釜液气提塔（21C0603）,自PSAH勺尾气作为气提气，气提后的塔釜液 经气提塔出料泵（21P0610）加压，气提器塔底出料冷却器（21E0610）冷却后送至燃 料油储罐。塔顶采出的轻烃送往燃料气系统。自SHP单元来的丙烯丙烷混合物送往脱乙烷气提塔 （21C0604）,塔釜液送往丙烯丙烷分离塔(21C0606) ，塔顶采出的轻烃一部分直接送至脱乙烷精馏塔(21C0605), 一部分经脱乙烷气提塔冷凝器 (21E0612)冷凝后送往脱乙烷精储塔 (21C0605)， 脱乙烷
33、精馏塔塔釜液经脱乙烷气提塔回流泵(21P0605-1/2) 加压后作为脱乙烷气提塔(21C0604)的回流液，塔顶采出的轻姓:经脱乙烷精储塔塔顶预冷 器(21E0621)与丙烷低温储罐来的新鲜丙烷换热，再经脱乙烷精储塔塔顶深冷器 (21E0614)冷凝后送往脱乙烷精储塔塔顶凝液罐(21D0606)。罐顶气相经脱乙烷精 储塔塔釜换热器(21E0615)与脱乙烷精储塔塔釜液换热后送往燃料气系统，罐底 的液相经脱乙烷精馏塔回流泵(21P0604-1/2) 加压后作为脱乙烷精馏塔的回流液。脱乙烷气提塔(21C0604)塔釜液经丙烯丙烷分离塔进料冷却器(21E0616)与循环丙烷换热后再经丙烯产品加热器
34、(21E0619)与丙烯产品换热，通过调节阀减 压后进入丙烯丙烷分离塔(21C0606)。 塔釜液经丙烷循环泵(21P0607-1/2) 加压后与新鲜丙烷混合送往1号脱丙烷塔(21C0601)。塔内累计的二烯姓:经二烯姓:循环 泵(21P0608)泵加压后送往 SHP单元进行选择性加氢。塔顶采出质量分数为 99.6wt%的丙烯送往热泵压缩机入口分离罐(21D0607),分离其中少许液相后的气 相送往热泵压缩机(21K0601)一级入口，经一级压缩后的气相，一部分送往丙烯 丙烷分离塔再沸/冷凝器 (21E0617-1/2/3/4) 作为丙烯丙烷分离塔塔釜液再沸的热源，换热后冷凝下来的液相与丙烯丙
35、烷分离塔回流泵(21P0606-1/2) 出口的丙烯混合后作为丙烯丙烷分离塔(21C0606)的回流液，一部分继续送至压缩机二级 入口。经两级压缩后的气相，一部分经丙烯调温冷凝器(21E0618)冷却为液相后送往热泵压缩机入口分离罐，一部分送到1 号脱丙烷塔热回收再沸器(21E0604)作为1号脱丙烷塔塔釜液再沸的热源，之后经丙烯调温冷却器(21E0607)冷却并减压后送至热泵压缩机入口分离罐。热泵压缩机入口分离罐内的液态丙烯，一部分经丙烯丙烷分离塔回流泵(21P0606-1/2) 加压与出丙烯丙烷分离塔再沸/冷凝器 (21E0617-1/2/3/4) 管程的丙烯混合后作为丙烯丙烷分离塔的回流
36、液，一部分经丙烯产品泵(21P0609-1/2)加压及丙烯产品加热器(21E0619)加热后送至丙烯 储罐。7 PSA工段来自再生气体洗涤塔的气体以38.15 C , 0.32MPa(G)进PSA装置后先经过原 料气压缩机(21K0701-1/2) 加压至 2.2 MPa(G)、 40，然后进变压吸附系统，系统采用10塔PSA工艺流程，即：装置的十个吸附塔的吸附和再生工艺过程由吸附、连续多次均压降压、顺放、逆放、冲洗、连续多次均压升压和产品气升压等步骤组成。具体过程简述如下：a. 吸附过程原料气经过原料气水分罐后，自塔底进入正处于吸附状态的吸附塔内。在多种吸附剂的依次选择吸附下，其中的各种杂质
37、组份被吸附下来，未被吸附的氢气作为产品从塔顶流出，经压力调节系统稳压后送出界区。其中H2 纯度大于99.99%，压力大于2.1MPa.G。当被吸附杂质的传质区前沿（ 称为吸附前沿） 到达床层出口预留段时，关掉该吸附塔的原料气进料阀和产品气出口阀，停止吸附。吸附床开始转入再生过程。b. 均压降压过程这是在吸附过程结束后，顺着吸附方向将塔内的较高压力的氢气放入其它已完成再生的较低压力吸附塔的过程，该过程不仅是降压过程，更是回收床层死空间氢气的过程，本流程共包括了多次连续的均压降压过程，因而可保证氢气的充分回收。c. 顺放过程这是在均压降压结束后，首先顺着吸附方向将吸附塔顶部的气体回收进顺放气缓冲罐
38、的过程，这部分氢气将用作吸附剂的再生气源。d. 逆放过程在顺放过程结束后，吸附前沿已达到床层出口。这时， 逆着吸附方向将吸附塔压力降至0.05Mpa左右,此时被吸附的杂质开始从吸附剂中大量解吸出来，逆放解吸气进逆放解吸气缓冲罐。e. 冲洗过程在逆放过程全部结束后，为使吸附剂得到彻底的再生，用顺放气缓冲罐中的氢气逆着吸附方向对吸附床层进行冲洗，进一步降低杂质组分的分压，使吸附剂得以彻底再生，该过程应尽量缓慢匀速以保证再生的效果。f. 均压升压过程在冲洗再生过程完成后，用来自其它吸附塔的较高压力氢气依次对该吸附塔进行升压，这一过程与均压降压过程相对应，不仅是升压过程，而且更是回收其它塔的床层死空间
39、氢气的过程，本流程共包括了连续多次均压升压过程。g. 产品气升压过程在多次均压升压过程完成后，为了使吸附塔可以平稳地切换至下一次吸附并保证产品纯度在这一过程中不发生波动，需要通过升压调节阀缓慢而平稳地用产品氢气将吸附塔压力升至吸附压力。 经这一过程后吸附塔便完成了一个完整的“吸附-再生”循环，又为下一次吸附做好了准备。十个吸附塔交替进行以上的吸附、再生操作即可实现气体的连续分离与提纯。（ 10 个吸附塔在故障时，装置可自动切换至9 塔、 8 塔、 7 塔、 6塔、 5 塔操作，以便不停车在线检修故障。）氢气（40C, 2.1MPa（G）作为产品气体出 PSAg置，一部分去 CCR1段吹 扫气加
40、热器，很少一部分去 SHP反应工段，其余氢气外售。解吸气（40C, 0.03MPa（G）进入PSA1气压缩机（21K0702）进行升压， 小部分升压至0.66 MPa（G）去精储工段的气提氢气加热器（21E0609）;其余部 分只压缩至0.34 MPa（G）,作为燃料气送至燃料气系统。8 全厂系统（蒸汽凝液系统）PDH装置蒸汽用户分为中压蒸汽（3.65MPaG 260C）用户及低压蒸汽（ 0.3MPaG， 143.6 ） 用户。 故装置分别设置中压和低压蒸汽凝液回收管网对蒸汽凝液进行回收。中压蒸汽凝液各用户经管网收集后送至中压凝液闪蒸罐（21D1001,罐内操作压力0.38MPaG凝液在罐内闪
41、蒸出低压蒸汽自罐顶排出并入低压蒸汽管网。闪蒸后的凝液自罐底排出送至低压凝液闪蒸罐（21D01002）内。自各低压蒸汽用户收集来的低压蒸汽凝液与中压凝液闪蒸罐底部排出的凝液一并送至低压凝液闪蒸罐（ 21D01002） ， 罐内操作压力0.02MPaG， 凝液在罐内进一步闪蒸，乏汽自罐顶排出进入闪蒸罐冷凝器（21E1001）内与循环水逆流换 热并冷凝，凝液返回至低压凝液闪蒸罐（21D01002收集。低压凝液闪蒸罐内的 凝液由罐底凝液返回泵（21P1001-1/2）送至凝液冷却器（21E1000与冷却水逆 流换热后温度由常压饱和温度冷却至45送至锅炉水精制系统处理后循环使用。当界外精制系统无需冷却时
42、，手动关闭至凝液冷却器（21E1002）的阀门，切换至换热器旁路直接将凝液送至界外锅炉水精制系统。9 丙烷低温储罐及其辅助系统丙烷运输船到达业主张家港库区的码头后，液体丙烷由运输船上的输送泵加压，经过两台液体卸料臂汇聚到卸船总管，经卸船总管输送到丙烷低温储罐(19T0101-1/2) 中。设计的卸船流量为2000m3/h ，单台丙烷低温储罐的有效容积为80000小，丙烷低温储罐为双金属壁全防罐。为了维持卸船总管的温度，节省卸船准备时间，设置了两台丙烷预冷泵(19P0102-1/2) ，一开一备, 间断操作，对卸船总管进行预冷。因冷量损失及卸船操作时液体丙烷的闪蒸及体积置换，丙烷低温储罐会产生蒸
43、发气体(BOG),设置三台丙烷BOGE缩机，将产生的蒸发气体压缩至87MPa(G) 之后在丙烷冷凝器(19E0101)与循环水换热，进行冷凝，凝液进入丙烷缓冲槽 (19D0101),通过BOG凝液卒&送泵(19P0103-1/2)将凝液送至丙烷脱氢装置，为 了保持操作灵活性，凝液也可以通过相应管线回到丙烷低温储罐或业主张家港库区的LPG球罐。丙烷低温储罐设置了四台丙烷输送泵( 每个丙烷低温储罐两台丙烷输送泵，并预留一个丙烷输送泵的泵井) ，给丙烷脱氢装置供料，四台丙烷输送泵(2 开 2备 ) 满足两套66 万吨 / 年丙烷脱氢装置的供料要求。非卸船操作时，丙烷低温储罐的压力在512kPa(G)
44、范围内，卸船时丙烷低温 储罐的压力控制在13 kPa(G);当储罐压力超过17kPa(G),应打开储罐压力控制 阀，将BOCK体导入全厂低温低压火炬，避免丙烷低温储罐的压力继续上升。丙烷低温储罐设置有两组液位计、一个高液位和一个低液位开关，监控丙烷低温储罐的液位。丙烷低温储罐不同液层高度处、吊顶上部气相空间及吊顶下部气相空间设置有温度检测点，用于丙烷低温储罐正常运行时温度监测；内罐侧壁内表面及内罐底板内表面设置有多个温度检测点，用于监测丙烷低温储罐初次预冷时温度；外罐与内罐环隙的底部设有多点的温度检测点，用于监测内罐可能出现的泄露。10 中间罐区自精储工段送来的产品丙烯通过管道送入丙烯储罐(1
45、9T0201-16)储存，单个储罐装填满后，取样分析，合格后可以送往下游聚丙烯装置或装车外运，如果产品指标不达标，则可以通过不合格丙烯泵19P0202 循环回丙烷脱氢装置处理。丙烷脱氢装置停工时，系统中的液态C3等可以排至空的丙烯储罐或标记好的不合格丙烯储罐通过丙烯输送泵（19P0201-1/2 ）为聚丙烯装置供料或通过丙烯装车泵 （19P0204将丙烯送至装车站进行装车，用倒罐泵（19P0203进行储罐之间的 倒罐。丙烯储罐（19T0201-16）排放的不合格丙烯送入脱水罐（19T0202）脱水 后，通过不合格丙烯泵（19P0202）送至2105装置的SHP反应器。来自PDHg置的燃料油经管
46、道送入燃料油罐（19T0203）储存，通过燃料油 输送泵（19P0205）送至锅炉或装车站进行装车。11 火炬本项目设置一套地面火炬系统，用于处理低温罐区、丙烷脱氢装置、聚丙烯装置等事故或火灾工况时排放的放空气。地面火炬系统可保证各装置产生的放空气能够及时、安全、可靠地燃烧，并满足相关的环保要求。本套火炬系统为封闭式地面火炬，由低温低压冷火炬、低温高压火炬、常温高压火炬组成，热辐射强度小于 5kW/m,噪音小于75dBA排放气均满足环保要 求。（ 1）工艺排放系统管线低温罐区低温低压冷火炬管线低温罐区低温低压冷火炬气经管道（ FGLT-01001） 输送至分液罐（ 27D0101） ，由分液罐 （ 27D0101） 分液后火炬气进入燃烧器，燃烧后放空；分液罐 （ 27D0101）内分离出的凝缩液由凝液泵（27P0101）送出界区进行处理。常温高压火炬管线丙烷脱氢装置精馏工段、反应工段等工段的热火炬气经管道（ WF-01002、 DF-01002等）输送至分液罐（27D0102）,由分液罐（27D0102分液后火炬气进 入燃烧器，