第三章裂解气分离裂解气的净化与分离) 裂解产物经废热锅炉和急冷器冷却至200~300℃之间、进一步冷却至常温、裂解气中重 组分(燃料油、裂解汽油、水分)被分离 ≯裂解气的预分馏 裂解气的组成(a%) 裂解原料 轻烃 石脑油轻柴油 转化率 65% 中深度 中深度 高深度 H 34.0 18.20 14.09 13.18 12.75 CO+CO+H2S 0.19 0.33 0.32 0.36 9.83 C2H2 0.37 29.34 C2H6 24.35 9.27 7.58 703 C3H4 0.48 0.54 C,H 10.30 1142 C3H8 155 0.34 CAS 0.18 3.44 4.85 5.21 5.36 CsS 0.09 0.95 0.51 1.29 C6-240℃ 58 6.26 平均分子量 1889 24.90 26.83 28.01 28.38 净化:脱除有害、无用或有影响的组分 分离:烃类混合物分高成所需纯度的单体烃或烃类馏分 预分馏 气体净化 压缩和制冷 深冷分离法(<-100℃)冷凝精馏法 分离 油吸收法 吸收精馏法 第一节裂解气的预分馏 作用 ≯进一步降低裂解气温度,保障压缩机的正常工作,并降低裂解压缩机功耗 脱除裂解气中的重组分,减少压缩分离系统功耗; 以冷凝水方式回收裂解气中稀释蒸汽,减少污水排放; 进一步回收裂解气低能位热量; 预分馏工艺 1、轻烃裂解装置预分馏的工艺过程
第三章 裂解气分离(裂解气的净化与分离) 裂解产物经废热锅炉和急冷器冷却至 200~300℃之间、进一步冷却至常温、裂解气中重 组分(燃料油、裂解汽油、水分)被分离 裂解气的预分馏。 裂解气的组成(ω%) 裂解原料 乙烷 轻烃 石脑油 轻柴油 VGO 转化率 H2 CO+CO2+H2S CH4 C2H2 C2H4 C2H6 C3H4 C3H6 C3H8 C4S C5S C6~240℃ H2O 平均分子量 65% 34.00 0.19 4.39 0.19 31.51 24.35 — 0.76 — 0.18 0.09 — 4.36 18.89 — 18.20 0.33 19.83 0.46 28.81 9.27 0.52 7.68 1.55 3.44 0.95 2.70 6.26 24.90 中深度 14.09 0.32 26.78 0.41 26.10 5.78 0.48 10.30 0.34 4.85 1.04 4.53 4.98 26.83 中深度 13.18 0.27 21.24 0.37 29.34 7.58 0.54 11.42 0.36 5.21 0.51 4.58 5.40 28.01 高深度 12.75 0.36 20.89 0.46 29.62 7.03 0.48 10.34 0.22 5.36 1.29 5.05 6.15 28.38 净化: 脱除有害、无用或有影响的组分 分离：烃类混合物分离成所需纯度的单体烃或烃类馏分 第一节 裂解气的预分馏 作用: ¾ 进一步降低裂解气温度，保障压缩机的正常工作，并降低裂解压缩机功耗； ¾ 脱除裂解气中的重组分，减少压缩分离系统功耗； ¾ 以冷凝水方式回收裂解气中稀释蒸汽，减少污水排放； ¾ 进一步回收裂解气低能位热量； 一、预分馏工艺 1、 轻烃裂解装置预分馏的工艺过程 预分馏 气体净化 压缩和制冷 分离 深冷分离法（<-100℃） 冷凝精馏法 油吸收法 吸收精馏法
急冷水 裂解炉 废热锅炉 水洗塔→裂解气 80C 稀释蒸汽 发生器 裂解汽油 2、馏分油裂解装置工艺过程 废热锅炉 油洗塔 水洗塔4℃ 裂解气 冷 却 却油分分离器 裂解汽油 器 稀释蒸汽 发生器 汽提冷却 燃料油 二、工艺参数 1、油洗系统 油洗塔内气相组成和气相负荷沿塔(20~30 塔板)变化较小,主要为传热过程,改善气液接 Vy 触有利于改善裂解气的冷却过程。 可用填料塔代替板式塔,以降低压降 (12kPa→3kPa),需加阻聚剂,以防烯烃聚合 侧线采出轻柴油 W空;:浮阀(1.8m/s)、鲍尔环(20ms)、波纹 板(25m/s)
裂解炉 废热锅炉 水洗塔 稀释蒸汽 发生器 油分分离器 裂解汽油 裂解气 冷 却 急冷水 200~ 300 40 80 °C °C °C 2、 馏分油裂解装置工艺过程 裂解炉 废热锅炉 水洗塔 稀释蒸汽 发生器 油分分离器 裂解汽油 裂解气 冷 却 器 220~ 300 40 80 °C °C °C 燃料油 急冷器 100~ 110°C 汽提,冷却 油洗塔 冷 却 器 二、工艺参数 1、 油洗系统 Vv T 0 10 20 温 度 / ℃ 油洗塔内气相组成和气相负荷沿塔（20~30 塔板）变化较小，主要为传热过程，改善气液接 触有利于改善裂解气的冷却过程。 可用填料塔代替板式塔，以降低压降 （12kPa→3kPa），需加阻聚剂，以防烯烃聚合 侧线采出轻柴油 W 空塔：浮阀（1.8m/s）、鲍尔环(2.0m/s)、波纹 板(2.5m/s) 002 001
油洗塔工艺参教 项目 B塔 C塔 D塔 裂解原料 石脑油和轻柴油石脑油和轻烃 轻柴油 轻烃 乙烯生产能力kta 160 塔内径,mm 4600/5000 3850 塔高,mm 21200 23900 进塔裂解气量kg/h 129480 74733 266117 10986 塔顶压力G,MPa 0.049 0.046 0.06 0.038 进料温度/C 86 230 243 塔顶温度/C 塔釜温度/C 224.0 185 193.5 塔顶回流量kg/h 48908 36331 154004 中段回流量kg/h 212100 l17000 728872 744560 塔顶温度:较裂解气中水蒸气露点温度高2~3℃—裂解气中水分由塔顶气体带出,不 (100-110℃) 至于“暴沸 不易过高—保证裂解气中不含重质馏分,从而进入水洗塔,影响汽油干 点和急冷水乳化 塔釜温度:温度升高 急冷油循环量减少,稀释蒸汽发生器传热面积减少。 急冷油热稳定性 →老化,轻柴油(320~340℃),石脑油(280~300℃)急冷 油的热稳定性随裂解原料变重而上升 急冷油粘度 4.5~55cm2/50℃)以下 2.水洗系统 与油洗过程相似,水洗塔内的过程主要是传热过程,塔板数(12~20),现多以填料塔代替 浮阀 全塔压降由6kPa降至3kPa左右。 水洗塔结构及工艺条件 项目 B 裂解原料 石脑油+轻柴油石脑油+轻烃 轻柴油 轻烃+石脑油 乙烯生产能力kt/a 塔顶温度/℃ 40.6 39 塔釜温度/C 塔顶压力(G,MPa 0.040 0.039 0.031 进气量,kgh 174814 125190 399670 塔顶采气量,kgh 129955 222793 塔顶回流量kg/h 15852 21300 1062360 塔顶温度(40℃):由水冷或空冷后的急冷水所控制,减少水分和重组分进入裂解气 塔釜温度80~90℃:提高温度有利于急冷水的热量回收 三、腐蚀及防腐 由于裂解气中含有H2S、RSH、CO2、 RCOOH及HCl,因而在急冷水、工艺水及稀释 蒸汽发生系统构成H2O-HS-CO2-HCl腐蚀 注氨、注碱和注缓蚀剂,PH=89为宜,太高易造成急冷水乳化
油洗塔工艺参数 项目 A 塔 B 塔 C 塔 D 塔 裂解原料 乙烯生产能力,kt/a 塔内径,mm 塔高,mm 进塔裂解气量,kg/h 塔顶压力(G),MPa 进料温度/℃ 塔顶温度/℃ 塔釜温度/℃ 塔顶回流量,kg/h 中段回流量,kg/h 石脑油和轻柴油 160 4600/5000 28600 129480 0.049 237 108.2 224.0 48908 212100 石脑油和轻烃 120 3850 21200 74733 0.046 186 100 185 36331 117000 轻柴油 300 6800 23900 266117 0.066 230 109 195 154004 728872 轻烃 680 6900 34900 109860 0.038 243 105.5 193.5 86860 744560 塔顶温度: 较裂解气中水蒸气露点温度高 2~3℃ 裂解气中水分由塔顶气体带出,不 （100~110℃） 至于 “暴沸” 不易过高 保证裂解气中不含重质馏分，从而进入水洗塔，影响汽油干 点和急冷水乳化。 塔釜温度: 温度升高 急冷油循环量减少，稀释蒸汽发生器传热面积减少。 急冷油热稳定性 老化，轻柴油(320~340℃)，石脑油(280~300℃)急冷 油的热稳定性随裂解原料变重而上升。 急冷油粘度 4.5~5.5cm2 /s(50℃)以下 2.水洗系统 与油洗过程相似，水洗塔内的过程主要是传热过程，塔板数(12~20)，现多以填料塔代替 浮阀, 全塔压降由 6kPa 降至 3kPa 左右。 水洗塔结构及工艺条件 项目 A B C D 裂解原料 乙烯生产能力,kt/a 塔顶温度/℃ 塔釜温度/℃ 塔顶压力(G),MPa 进气量, kg/h 塔顶采气量, kg/h 塔顶回流量,kg/h 石脑油+轻柴油 160 40.6 87.7 0.038 174814 72311 15852 石脑油+轻烃 120 39 80 0.040 125190 56581 21300 轻柴油 300 40 80 0.039 398840 129955 — 轻烃+石脑油 680 37.7 81 0.031 399670 222793 1062360 塔顶温度（40℃）: 由水冷或空冷后的急冷水所控制，减少水分和重组分进入裂解气 塔釜温度 80~90℃: 提高温度有利于急冷水的热量回收 三、腐蚀及防腐 由于裂解气中含有 H2S、RSH、CO2、RCOOH 及 HCl，因而在急冷水、工艺水及稀释 蒸汽发生系统构成 H2O-H2S-CO2-HCl 腐蚀。 注氨、注碱和注缓蚀剂，PH=8~9 为宜，太高易造成急冷水乳化
四、预分馏系统对裂解原料的适应性 原料变重,稀释蒸汽比増大,乙烯收率下降,进料量増大,裂解气露点温度升高。 不同裂解原料裂解时预分馏系统的比较(0.3Mt/a乙烯) 石脑油 轻柴油 减压柴油 裂解温度/℃ 820 稀释蒸汽比 0.75 乙烯收率(含乙烷循环),% 31.5 28.0 25.4 原料量,th 134 1476 废热锅炉平均出口温度,℃ 430 废热锅炉热负荷,kJh 2349×10° 2083×10° 159.8×10° 进入预分馏系统的总气量 2474 272.1 油洗塔气相负荷 308.3 374.0 4176 急冷油回收的总热量,kJh 1027×10° 209.6×10 2784×10° 原料预热器回收热量,kJh 15.7×10 27.76×10 稀释蒸汽发生回收热量kJh 181.84×10 水洗塔气相负荷,th 109.3 112.9 121.5 急冷水回收总热量,kJ/h 213.96×10° 33341×10 37616×10 急冷水冷却器热负荷,kJh 82.82×10° 202.27×10 245.02×10 轻柴油 石脑油 减压柴油 油洗塔气相负荷 100% 82% 111.6% 水洗塔气相负荷 100% 96.8% 107.6% 随着原料的变化,预分馏系统热负荷变化较处理量变化的幅度大得多,随着原料变重, 废热锅炉回收的高位能热量减少,相应急冷油和急冷水的热负荷增加。预分馏系统对不同裂 解原料的操作弹性主要取决于热量回收系统的设计,调整油洗塔塔釜温度可以大大增加系统 的操作弹性 不同裂解原料热量回收的比较 热量回收 石脑油 轻柴油 减压柴油 % kJ/h kJ/h % 废热锅炉回收高能位热量561142649752793817 急冷油回收中能位热量2452186506279 34.2 急冷水回收低能位热量31.3223.83132175 16.1 急冷水油冷撒出热量 197815048.31269 58.52 30.1 经预分馏系统处理后的裂解气含氢气、烃、H2O、CO2、H2S、CO、乙炔等,利用各组 分沸点的不同,在加压低温的条件下经多次精馏分离,并在此过程中采用吸附、吸收和化学 反应的方法脱除水分、酸性气体、一氧化碳、炔烃等杂质。裂解气分离装置主要由精馏分离 压缩制冷、净化系统组成。由不同精馏分离方案和净化方案可以组成不同的裂解气分离流程。 不同分离工艺流程的主要差别在于精馏分离烃类的顺序和脱炔烃的安排
四、预分馏系统对裂解原料的适应性 原料变重，稀释蒸汽比增大，乙烯收率下降，进料量增大，裂解气露点温度升高。 不同裂解原料裂解时预分馏系统的比较(0.3Mt/a 乙烯) 项目 石脑油 轻柴油 减压柴油 裂解温度/℃ 稀释蒸汽比 乙烯收率（含乙烷循环），% 原料量，t/h 废热锅炉平均出口温度，℃ 废热锅炉热负荷，kJ/h 进入预分馏系统的总气量，t/h 油洗塔气相负荷，t/h 急冷油回收的总热量，kJ/h 原料预热器回收热量，kJ/h 稀释蒸汽发生回收热量 kJ/h 水洗塔气相负荷，t/h 急冷水回收总热量，kJ/h 急冷水冷却器热负荷，kJ/h 820 0.5 31.5 119 430 234.9×106 192 308.3 102.7×106 15.7×106 86.96×106 109.3 213.96×106 82.82×106 800 0.75 28.0 134 525 208.3×106 247.4 374.0 209.6×106 27.76×106 181.84×106 112.9 333.41×106 202.27×106 780 0.75 25.4 147.6 600 159.8×106 272.1 417.6 278.4×106 — — 121.5 376.16×106 245.02×106 轻柴油 石脑油 减压柴油 油洗塔气相负荷 100% 82% 111.6% 水洗塔气相负荷 100% 96.8% 107.6% 随着原料的变化，预分馏系统热负荷变化较处理量变化的幅度大得多，随着原料变重, 废热锅炉回收的高位能热量减少，相应急冷油和急冷水的热负荷增加。预分馏系统对不同裂 解原料的操作弹性主要取决于热量回收系统的设计，调整油洗塔塔釜温度可以大大增加系统 的操作弹性. 不同裂解原料热量回收的比较 热量回收 石脑油 轻柴油 减压柴油 kJ/h % kJ/h % kJ/h % 废热锅炉回收高能位热量 急冷油回收中能位热量 急冷水回收低能位热量 急冷水油冷撒出热量 56.11 24.52 31.32 19.78 42.6 18.6 23.8 15.0 49.75 50.06 31.32 48.31 27.9 27.9 17.5 26.9 38.17 66.52 31.32 58.52 19.6 34.2 16.1 30.1 经预分馏系统处理后的裂解气含氢气、烃、H2O、CO2、H2S、CO、乙炔等，利用各组 分沸点的不同，在加压低温的条件下经多次精馏分离，并在此过程中采用吸附、吸收和化学 反应的方法脱除水分、酸性气体、一氧化碳、炔烃等杂质。裂解气分离装置主要由精馏分离、 压缩制冷、净化系统组成。由不同精馏分离方案和净化方案可以组成不同的裂解气分离流程。 不同分离工艺流程的主要差别在于精馏分离烃类的顺序和脱炔烃的安排
脱酸性气 (缩一脱水 乙 丙烯 烯 精 脱乙炔乙烷 丙烷 C5轻汽油 第二节裂解气的净化 酸性气体的脱除 1、酸性气体的来源及危害 来源 斗气体裂解原料带来的硫化物和二氧化碳; 液体原料中硫化物高温下与H/H2O反应产物 烃或炭在高温下与水蒸气反应 混入的氧气 RSH+H RH+H2s RSR'+2H2→-RH+RH+H2S R"SSR+H- RH+RH+2HS -C4H10 H2s CrH5 +h CS,+ 2H" C+2HS COS +H2-CO+ H2s CS,+2H,0- CO, 2H COs+H2O→-CO2+H2S C+Ho-CO+ H2 CO+H,O- CO,+Hy CH4+2H2O→CO2+4H2 CnHm +(n+m/4)O2- 管式裂解炉裂解条件下生成二氧化碳的可能性远小于HS。其余为燃料气进入系统的, 的含量较H2S大 危害 H2S腐蚀设备,使脱水分子筛中毒,脱炔的钯催化剂中毒: CO2低温转化为干冰,堵塞设备 CO2和硫化物影响烯烃聚合催化剂的活性;
裂解气 压缩 脱酸性气体 裂解轻油 脱水 冷冻 冷箱 脱CO 脱乙炔 乙烯 乙烷 丙烯 丙烷 产品 轻汽油 脱丙炔 脱 甲 烷 脱 乙 烷 塔 脱 丙 烷 乙 烯 精 馏 塔 丙 烯 精 馏 塔 脱 丁 烷 富氢 CO2,H2S H2O CH4 CH4 C5 + 压缩 第二节 裂解气的净化 一、 酸性气体的脱除 1、 酸性气体的来源及危害 来源： 气体裂解原料带来的硫化物和二氧化碳； 液体原料中硫化物高温下与 H2/H2O 反应产物； 烃或炭在高温下与水蒸气反应； 混入的氧气。 RSH + H2 RH + H2S R- S- S- R' +H2 RH + R'H + 2H2S S + 3H2 C2H5 + H2S COS +H2 CO + H2S COS + H2O CO2 + H2S CO + H2O CO2 +H2 CnHm +(n+m/4)O2 nCO2 + m/2H2O S RSR'+2H2 RH + R'H + H2S + 4H2 C4H10 + H2S CS2 + 2H2 C + 2H2S CS2 +2H2O CO2 + 2H2S C +H2O CO + H2 CH4 +2H2O CO2 +4H2 管式裂解炉裂解条件下生成二氧化碳的可能性远小于 H2S。其余为燃料气进入系统的， CO2 的含量较 H2S 大. 危害: z H2S 腐蚀设备，使脱水分子筛中毒，脱炔的钯催化剂中毒； z CO2 低温转化为干冰，堵塞设备； z CO2 和硫化物影响烯烃聚合催化剂的活性；
CO2和H2S的存在,降低烯烃的有效压力,从而影响聚合速度和聚合物分子量分 布 2.碱洗法 CO,+ 2NaoHh NaCO,+HO HS+2NaOH8、Na2S+2H2O RSH +NaOH RSNa+h,o K>O,PCo2,PH2s→0,CO2l,H2S]klpg,NaOH不可再生,为保证精细净化 离碱不小于2%,k<k2,以CO2吸收速率计算 HS(g)+H2O=- HS()=HS + H NaOH NaHS Ho CO2+ Ho= HCO3= H+ HCO3 H2S pka= 7.24, H, CO, pka=6.37 3、“长尾曹达”碱洗法 NaoH H2s, CO2 Na2S H,S, CO, NaHS Na,CO3 若裂解气中CO2/H2S=0.3~2(mol比),T=40℃,P=1MPa时,三个反应历程 a:NaOH过量时,生成Na2S、Na2CO3 CO,+ 2Naoh Na, C0,+Ho H2S+2NaOH—Na2S+2H2O 4NaOH+ CO2+ HS- Na2CO3+ Na S +3H,0 b:NaOH耗尽后,Na2S与CO2、H2S反应生成Na2CO3和NaHS 2Na2S+H2O+CO2一 Na, CO3 +2NaHS 3Na2S+H2O+ CO2+ H,s- Na,CO3+ 4NaHS c:Na2S耗尽后,Na2CO3与CO2、H2S反应生成 NaHcO3和NaHS Na2CO3+ CO +HO 2NaHco Na2CO3+ H,s--NaHCO3 + NaHS 2Na2CO3+CO2+ HS+H2O-3NaHCO3 +NaHS
z CO2 和 H2S 的存在，降低烯烃的有效压力，从而影响聚合速度和聚合物分子量分 布。 2.碱洗法 CO2 + 2NaOH Na2CO3 +H2O H2S + 2NaOH Na2S + 2H2O RSH + NaOH RSNa + H2O K>>O, PCO2 ，PH2S 0 ,[CO2] ,[H2S]< 1 g/g，NaOH不可再生，为保证精细净化 游离碱不小于 2%，k1<<k2，以CO2吸收速率计算 µ k1 k2 H2S(g) +H2O H2S(l) HS- + H+ Na+ OHNaHS H2O CO2 + H2O H2CO3 H+ + HCO3 - H2S PKa= 7.24 , H2CO3 PKa= 6.37 3、“长尾曹达”碱洗法 NaOH Na2S Na2CO3 NaHS NaHCO3 H2S ,CO2 H2S ,CO2 若裂解气中 CO2/H2S=0.3~ 2(mol 比) , T=40℃ ，P=1MPa 时，三个反应历程 a：NaOH 过量时，生成 Na2S 、Na2CO3 CO2 + 2NaOH Na2CO3 + H2O H2S +2NaOH Na2S + 2H2O 4NaOH + CO2 + H2S Na2CO3 + Na2S +3H2O b：NaOH 耗尽后,，Na2S 与 CO2、H2S 反应生成 Na2CO3 和 NaHS 2Na2S + H2O + CO2 Na2CO3 +2NaHS H2S + Na2S 2NaHS 3Na2S + H2O + CO2 + H2S Na2CO3 + 4NaHS c：Na2S 耗尽后，Na2CO3与 CO2、、H2S 反应生成 NaHCO3 和 NaHS Na2CO3 + CO2 +H2O 2NaHCO3 Na2CO3 + H2S NaHCO3 + NaHS 2Na2CO3 + CO2 + H2S +H2O 3NaHCO3 +NaHS
(A) 碱洗历程示意图 若反应进行到终点,溶液中NaOH全部消耗,而 NaHCO3和HS浓度提高,碱洗过程碱 耗最低。但在 NahCO3的存在下,Na2CO3和NaHS在一定浓度范围内将有 NaHCo3和Na2CO3 晶体析出,随着NaHS]的增加,进入结晶区的NaCO3]减少,见F区。为避免结晶析出,控 制碱洗条件在B、D区的交界区域(C)内进行 颜色 区域 颜色 (A) 很淡的浅褐色、透明」(B)(C边界 绿色、透明 橙黄色、透明 (C) 橙色、透明 碱洗废碱液的典型组成 组成 长尾曹达法 常规碱洗法 NaHS a, Ce 6-8 Na,S 0~0.5 8~10 0.5~2 0~0.3 H,O 4(93 (E) 结晶 (F) NaHCO3浓度 5 10 15 NaHS浓度/%(质) Na CO3-NaHS-NaHCO3 三元系统相图
若反应进行到终点，溶液中 NaOH 全部消耗，而 NaHCO3 和 H2S 浓度提高，碱洗过程碱 耗最低。但在 NaHCO3的存在下，Na2CO3和 NaHS 在一定浓度范围内将有 NaHCO3和 Na2CO3 晶体析出，随着[NaHS]的增加，进入结晶区的[Na2CO3]减少,见 F 区。为避免结晶析出，控 制碱洗条件在 B、D 区的交界区域(C)内进行 区域 颜色 区域 颜色 (A) 很淡的浅褐色、透明 (B) (C)边界 绿色、透明 (B) 橙黄色、透明 (C) 橙色、透明 碱洗废碱液的典型组成 组成 长尾曹达法 常规碱洗法 NaHS Na2CO3 Na2S Na2SO3 Na2S2O3 NaOH H2O 4~7 9~11 0~0.5 0.5~2 0~0.3 0 平衡 0 6~8 8~10 — — 2~3 平衡
气 去四段人口 裂解气 来自三段出 黄油 装桶 废碱液 长尾曹达法三段碱洗流程 l—预热器;2碱洗塔;3一脱气罐;4一黄油罐;5碱液槽;6碱液泵;7、8、9—碱液循环泵 碱耗大,酸性气体脱除彻底 醇胺法 酸性气体含量高,用可再生溶剂—醇胺进行化学吸收 单乙醇胺(MEA)双乙醇胺(DEA) 2HOCH2 CH NH2+H-S(HO-C,+=,,HS 高压,低温(25-4C CO, +H,O CO, +H,O 2HOCHCHNI HOC2 H4-NH3hCO3=2HOC2 H4-NHaHCO3低压高温10-130 4、两种方法的比较 ◇醇胺法脱除酸性气体不如碱洗彻底,仅为30-50μgg,尚需用碱洗以满足不大于 lμg/g ◇溶剂虽可再生,但由于挥发,降解以及与CS2羟基硫等反应的不可逆性,吸收剂 损失大 ◆吸收剂呈弱碱性,酸性气体存在时,PH急剧降低,易腐蚀设备 ◇选择性差,可吸收丁二烯等双烯烃,吸收了二烯烃的吸收剂在解吸时易生成聚合 物一黄油,堵塞结垢 ◆能耗高
碱耗大，酸性气体脱除彻底 3、 醇胺法 酸性气体含量高，用可再生溶剂———醇胺进行化学吸收 单乙醇胺（MEA） 双乙醇胺（DEA） 2HOCH2CH2NH2 (HO-C2H4-NH3)2S 2HO-C2H4-NH3HS 2HOCH2CH2NH2 (HO-C2H4-NH3)2CO3 2HO-C2H4-NH3HCO3 H2S CO2 +H2O H2S CO2 +H2O 高压 ,低温(25~ 45 ) 低压 ,高温(110~ 130 ) ° C ° C 4、两种方法的比较 醇胺法脱除酸性气体不如碱洗彻底，仅为 30~50μg/g，尚需用碱洗以满足不大于 1μg/g； 溶剂虽可再生，但由于挥发，降解以及与 CS2羟基硫等反应的不可逆性，吸收剂 损失大； 吸收剂呈弱碱性，酸性气体存在时，PH 急剧降低，易腐蚀设备； 选择性差，可吸收丁二烯等双烯烃，吸收了二烯烃的吸收剂在解吸时易生成聚合 物—黄油，堵塞结垢； 能耗高；
◆不能脱除有机化合物 醇胺+二段碱洗,三段碱洗 二、干燥脱水 1、水分存在的危害 裂解气压缩机出口压力33~37MPa,温度为15℃,饱和水分600~700g/g 深冷分离时会形成冰,与轻质烃形成水合物,H2中含水会影响加氢效果,深度脱 水不大于1μg/g,裂解气露点不大于-70℃ 2、吸附干燥 25℃ 0. 13kPa 40% 活性氧化铝 15 分子筛 蓝的叶一 3A分子筛 10%6活性 氧化铝 %40%60%80%100% 相对湿度 温度/℃ 活性氧化铝和分子筛的等温吸附曲线和等压吸附曲线 活性氧化铝在高湿度下吸附容量大,分子筛在低湿度下吸附能力强且吸附量随 度变化灵敏,孔径大小均匀,且为离子型极性吸附剂,吸附选择性强。 三、脱炔 1、炔烃的来源及危害 来源:对同一原料。随KSF增加而提高 对相同的KSF,随温度提高,时间缩短而提高 C2:乙炔 2000~7000ug/ 不大于5g/g C3:丙炔 1000~1500ug/g 不大于5g/g C=C=C 600~1000ug/g 不大于10ugg 危害:影响烯烃聚合物的生产,影响催化剂的寿命,浓度富集形成爆炸性气体 2、脱除方法 a:精馏分离法 对于C3馏分,分别在塔顶、塔釜获得C3和C=C=C、丙炔,但丙炔和丙二烯富集 于塔釜,浓度过高,易聚合爆炸,塔釜炔烃不大于40%(ω) 流程简单,投资少,安全性差。 B:溶剂吸收法 利用选择性溶剂将乙炔从裂解气的C2中吸收并解吸,达到脱除、回收乙炔的目的。 C:催化加氢法 在催化剂的参与下,使炔烃选择性加氢转化为烯烃
不能脱除有机化合物 醇胺＋二段碱洗， 三段碱洗 二、干燥脱水 1、 水分存在的危害 裂解气压缩机出口压力 3.3~3.7MPa，温度为 15℃，饱和水分 600~700μg/g 深冷分离时会形成冰，与轻质烃形成水合物，H2 中含水会影响加氢效果，深度脱 水不大于 1μg/g，裂解气露点不大于-70℃. 2、 吸附干燥 活性氧化铝在高湿度下吸附容量大，分子筛在低湿度下吸附能力强且吸附量随 温度变化灵敏，孔径大小均匀，且为离子型极性吸附剂，吸附选择性强。 三、脱炔 1、 炔烃的来源及危害 来源：对同一原料。随 KSF 增加而提高 对相同的 KSF，随温度提高，时间缩短而提高 C2：乙炔 2000~7000μg/g 不大于 5μg/g C3：丙炔 1000~1500μg/g 不大于 5μg/g C=C=C 600~1000 μg/g 不大于 10μg/g 危害：影响烯烃聚合物的生产，影响催化剂的寿命，浓度富集形成爆炸性气体 2、 脱除方法 a：精馏分离法 对于 C3馏分，分别在塔顶、塔釜获得 C3 = 和 C=C=C、丙炔，但丙炔和丙二烯富集 于塔釜，浓度过高，易聚合爆炸，塔釜炔烃不大于 40%(ω)。 流程简单，投资少，安全性差。 B：溶剂吸收法 利用选择性溶剂将乙炔从裂解气的 C2 中吸收并解吸，达到脱除、回收乙炔的目的。 C：催化加氢法 在催化剂的参与下，使炔烃选择性加氢转化为烯烃。
3、溶剂吸收法 (1)选择性溶剂 乙炔是电负性很强的化合物,溶解在溶剂中,乙炔与溶剂中的电子给予体活性基以 氢键方式结合。 取代基k值 取代基 k值 取代基 k值 取代基 k值 N(CH3) 1.24 CO(CH3) 0.60 CHO 0.37 P(OCH3)2 1.15 0.53 C2H4OCO(CH3) 0.36 -NChS 108 -oC? H5 0.48 0.29 B(OCH3 )2 -C2H5 0.43 CHOCO(CH3) C(CH3(OCH3 )2 0.64 si(oC2H5)2 0.41 143 0.63 CO(C6H5) 0.39 Cl -0.07 取代基对电子的吸引能力 F>-CI>-SCH3>-CO(H)>-CO(C6HsP-C6H5>-H>-CO(CH3)>-CH3 乙炔在选择性溶剂中的溶解度(5℃) 溶剂 化学式沸点℃熔点℃mCH2m溶剂|gcH/mo溶剂 甲酸乙酯 HCO2 C2H 175 1.64 丙酮 CH3 COCH3 944 18.9 162 乙腈 CH3 CN 81.6 0.86 14二氧六烷CH2OCH21017112 甲基吡咯烷酮|(CH2) CoCH3202 -24.2 496 沸点100℃,热稳定性差的NMP、二甲基甲酰胺(DMF)、Ps小 回收 低压解吸 但对C3、C4馏分中炔烃的吸收效果大于C2馏分 (2)工艺过程 a丙酮法 去乙烯精馏 回压缩 C2馏分 3 丙酮吸收法脱乙炔 丙酮吸收塔;2-闪蒸塔;3-解吸塔
3、 溶剂吸收法 （1） 选择性溶剂 乙炔是电负性很强的化合物，溶解在溶剂中，乙炔与溶剂中的电子给予体活性基以 氢键方式结合。 取代基 k 值 取代基 k 值 取代基 k 值 取代基 k 值 -N(CH3)2 -P(OCH3)2 -NC4H8 -CH2OCH3 -C2H5 -C(CH3)(OCH3)2 -CH3 1.24 1.15 1.08 0.94 0.68 0.64 0.63 -CO(CH3) -H -OC2H5 -B(OCH3)2 -C6H5 -Si(OC2H5)2 -CO(C6H5) 0.60 0.53 0.48 0.46 0.43 0.41 0.39 -CHO -C2H4OCO(CH3) -C2H4- -SCH4- -CH2OCO(CH3) -F -Cl 0.37 0.36 0.29 0.28 0.22 -1.43 -0.07 取代基对电子的吸引能力 -F>-Cl>-SCH3>-CO(H)> -CO(C6H5)> -C6H5>-H>-CO(CH3)> -CH3 乙炔在选择性溶剂中的溶解度(25℃) 溶剂 化学式 沸点℃ 熔点℃ mlC2H2/ml 溶剂 gC2H2/mol 溶剂 甲酸乙酯 丙酮 乙腈 1,4-二氧六烷 甲基吡咯烷酮 HCO2C2H5 CH3COCH3 CH3CN (CH2OCH2)2 (CH2)3NCOCH3 54 56.5 81.6 101.7 202 -79 -94.4 81.6 11.2 -24.2 17.5 18.9 14 23 49.6 1.64 1.62 0.86 — — 沸点100℃，热稳定性差的 NMP、二甲基甲酰胺(DMF)、 PS小, 回收 低压解吸 但对 C3、C4馏分中炔烃的吸收效果大于 C2 馏分. (2)工艺过程 a 丙酮法