化工工藝概論課程總結

《化工工藝概論》教學課程總結

201*-201*學年第二學期的教學工作已經結束,回顧這半年來的工作，我在系領導及各位同事的支持與幫助下，嚴格要求自己，按照學校的要求，較好地完成了自己的本職工作。通過半年來的學習與工作，教學模式上有了新的突破，工作方式有了較大的改變，現將半年來的《化工工藝概論》教學工作情況總結如下：

一、《化工工藝概論》課程性質和任務

課程性質：本課程屬于專業(yè)課，是我系化工專業(yè)的一門必修課程，也是一門與化工生產技術緊密聯系的課程。

任務：依據應用性、實用性、綜合性、先進性原則進行教學。使學生掌握典型無機化工產品生產的基礎知識，拉近理論與實踐的距離，開闊學生視野，激發(fā)學習興趣。

二、課程的基本要求與重點、難點基本要求：

掌握典型化工工藝的基本原理、工藝條件的確定、生產工藝流程、主要設備的結構特點及具有代表性的產品的生產操作的控制分析等知識。同時要了解有關化工生產的新工藝、新技術、新設備、發(fā)展動態(tài)能量回收、三廢處理等問題。

重點、難點：

化工產品的生產原理、工藝條件的確定、生產工藝流程及生產操作控制的分析為重點；難點是重點工段生產原理的分析和工藝條件的確定分析。

三、本課程與其它課程的關系

本課程具有較強的專業(yè)性和原則性，是在學習大化、物化、化工原理等基礎理論的基礎上開設的專業(yè)課，也是學生深入化工生產理論與實際的基礎課。內容有一定的難度，因此，學生在學習本課程之前必須掌握一些有關方面的知識，需要學生閱讀一些相關資料，加深印象。學生在學習過程中不僅僅要僅限書本上的知識，還應該理論聯系實際，理論與實踐相結合，通過一定的實踐來了解和掌握化工工藝理論，可以鍛煉學生的動手能力以及激發(fā)學生對這門課程的學習興趣。

四、教材選擇

本課程所選用的教材是“教育部高職高專規(guī)劃教材”。規(guī)劃教材是《高職高專教育專業(yè)人才培養(yǎng)目標及規(guī)格》的要求，在對有關專業(yè)的人才培養(yǎng)模式和教學內容體系改革進行充分調研和論證的基礎上，充分吸取高職高專在探索培養(yǎng)技術應用性專門人才方面取得的成功經驗和教學成果編寫而成的系列教材之一。它是化學工業(yè)出版社教材出版中心出版的教材，全書共分七章。本書在介紹各化工工藝原理、操作條件選擇、工藝流程和典型設備的同時，對能量分析及某些操作的

處理原則進行了分析，對當前化工發(fā)展的前沿，如化工微電子材料、納米技術、綠色化工等也做了較多的介紹。輔助教材采用的是《化工工藝學》、《實用化工工藝》、《無機化工生產技術》、《有機化工生產技術》等參考書籍，借助于參考輔助教材的內容，簡化教材中的難點，補充教材中不完善的內容，使學生易于理解教材中的難點及重點。對授課起到了較大的幫助。

五、關于教學方法

《化工工藝概論》是一門專業(yè)必修課，由于充分注意到高職�？茖W校培養(yǎng)技術應用人才的特點和教材內容以“人需和夠用”為原則，著重考慮了精選教材內容，加強聯系實際，培養(yǎng)務實能力。

教學方法上應采用課堂教授法時，多注意聯系生產實際，引導學生加深對教學內容的理解，增強學生獨立思考能力和創(chuàng)新能力。

六、教學質量

05級化工班和工業(yè)班共有學生49名，出勤率較好，課堂上學生的聽紀律較好，聽課表現情況一般，約一半學生能認真聽課，部分學生能響應提問，也有部分同學在課堂上表現不好，學習熱情不高，聽課不認真，注意力不夠集中，作業(yè)完成情況良好，考試成績比較正常，可以認為多數學生基本掌握了本門課程的重點內容，基本達到了學期初制定的教學計劃。

七、課程考核

平時成績占30%：由作業(yè)、出勤、課堂表現等來評定；期末成績占70%。采取閉卷筆試形式。

八、感想

本人在教學過程中得到了系領導及其他老師的很多幫助，總體來說，比較順利地完成了本門課程的教學任務，但在教學中也存在著很多問題，需要今后改進，自己的教學水平還需要不斷地提高，并充實自己的其他相關學科的知識，加深本科教學理念，更好地完成今后的教學任務。

二七年六月二十八日

擴展閱讀：化工工藝知識總結

第二章石油化工基礎知識

第一節(jié)化工生產過程及工藝流程

一．化工生產過程

一個化工生產過程一般包括原料預處理.化學反應和產品分離及精制等三大部分。1.原料預處理

原料預處理的主要目的是使初始原料達到反應所需要的狀態(tài)和規(guī)格2．化學反應

通過該步驟完成了由原料到產物的轉變，是化工生產過程的核心。（1）化學反應類型

按反應特性分：氧化.還原.加氫.脫氫.歧化.異構化.烷基化.脫烷基化.脫基化.分解.水合.偶合.聚合.縮聚.縮合.酯化.磺化.硝化.鹵化.重氮化等

按反應體系中的物料的相態(tài)分：均相反應和非均相反應按是否使用催化劑：催化反應和非催化反應（2）反應器種類

按結構特點分：管式反應器.床式反應器.釜式反應器和塔式反應器按操作方式分：間歇式.連續(xù)式和半連續(xù)式

按熱狀況分：等溫反應器.絕熱反應器和變溫反應器按換熱方式分：間接換熱和直接換熱的反應器

3.產品的分離和精制

化工生產的目的是獲取符合規(guī)格的產品，并回收利用副產物

分離和精制的方法通常有：冷凝.吸附.吸收.冷凍.萃取.閃蒸.精餾.滲透膜分離.結晶.過濾和干燥等。到目前為止，采用最多.最廣泛的是精餾。二.化工生產工藝流程1.工藝流程和流程圖

按物料加工順序將這些功能單元有機地組合起來，構成工藝流程，用圖的形式表示的就是工藝流程圖。

2.化工生產工藝流程圖的組織

（1）推論分析法（2）功能分析法（3）形態(tài)分析法3.化工生產工藝流程設計

第二節(jié)化工過程的主要技術指標

一.生產能力.生產強度和開工因子1.生產能力

指一個設備.一套裝置或一個工廠在單位時間內生產的產品量，或在單位時間內所處理的原料量。2.生產強度

指設備在單位特征集合量上的生產能力。即設備單位體積的生產能力，或單位面積的生產能力。

在分析對比催化反應器的生產強度時，通常要看在單位時間內,單位體積催化劑或單位質量催化劑上所獲得的產品量，亦即催化劑的生產強度，有時也成為時空收率或空時得率。3.有效生產周期

工廠的有效生產周期經常用開工因子來表示，開工因子通常在0.9左右。

開工因子=全年開工生產天數/365（2-1）二.化學反應的效率指標1.原子經濟性

原子經濟性AE=目的產物的原子質量/反應物的總原子質量（2-2）

2.環(huán)境因子

環(huán)境因子E=廢物質量/目標產物質量（2-3）

三.轉化率.選擇性和收率

化工總過程的核心是化學反應，提高反應的轉化率.選擇性和產率是提高化工過程效率的關鍵。1.轉化率

轉化率=轉化掉的原料量/投入反應器的總原料量（2-4）

人們常常對關鍵反應物的轉化率感興趣，所謂關鍵反應物是指反應物中價值最高的組分或者說希望都反映掉的那個組分，為使其盡可能轉化，常使其他反應組分過量。對于不可逆反應，關鍵組分的轉化率最大為100%，對于可逆反應，關鍵組分的轉化率最大為其平衡轉化率。

在循環(huán)過程中必須有部分放空（防止惰性物的積累）

A的單程轉化率=原料A在反應器中轉化掉的量/反應器進口物料中的A的總量（2-7）

A的全程轉化率=原料A在反應器中轉化掉的量/反應器進口物料中新鮮A的量（2-8）

2.選擇性

對于復雜反應體系，同時存在有生成目的產物的主反應和生產副產物的許多副反應，只用轉化率來衡量是不夠的。因為盡管有的反應體系原料轉化率很高，但大多數轉變成副產物了，目的產物很少，意味著許多原料浪費了。所以需要用選擇性這個指標來評價反應過程的效率。

選擇性=生成目的產物所消耗的原料量/轉化掉的原料量（2-9）

選擇性表達了主副反應進行程度的相對大小，能確切反映原料的利用是否合理。3.收率（產率）

收率=生成目的產物所消耗的原料量/投入反應器的總原料量（2-11）或寫成：

收率=轉化率*選擇性*100%（2-12）4.質量收率

指投入單位質量的某原料所能生產的目的產物的質量

質量收率=生成目的產物的質量/投入反應器的原料質量（2-13）

質量收率主要針對復雜反應，難以寫出定量反應式的過程的計算，如乙烯廠乙烯收率的計算一般均采用質量收率。四.平衡轉化率和平衡收率的計算

可逆反應達到平衡時的轉化率稱為平衡轉化率，此時所得產物的收率（產率）為平衡收率（產率）。平衡轉化率和平衡產率是可逆反應所能達到的極限值（最大值），但是，反應達到平衡需要相當長時間。對于反應:

若為氣象反應體系，其標準平衡常數表達式為：

Kp=（2-14）

理想氣體的Kp只是溫度的函數，與反應體系的總壓和組成無關；在低壓活著壓力不高（3MPa）和溫度較高（200℃以上）的條件下，真實氣體接近理想氣體，此時可用理想氣體的氣液平衡場常數及有關平衡數據，及可忽略壓力與組成的影響。

若為液相反應體系，其標準平衡常數表達式為：

Kp=（2-16）

第三節(jié)反應條件對化學平衡和反應速率的影響

一.反應溫度的影響

1.溫度對化學平衡的影響

對于吸熱反應，K值隨著溫度升高而增加，有利于反應，平衡產率增加。

對于放熱反應，K值隨著溫度升高而減小，不利于反應，平衡產率降低。2.溫度對化學反應速率的影響

反應速率指單位時間單位體積某反應物組分的消耗量，或某產物的生成量。反應速率方程可以用濃度的冪函數形式來表示，例如對于反應：

其反應速率方程為

反應速度常數與溫度的關系可以用如下的阿倫尼烏斯方程表示

由上式可知，k總是隨著溫度的升高而增加的（有極少數例外），一般反應溫度每升高10℃，反應速率常數增大2~4倍。

對于不可逆反應，逆反應速率忽略不計，故產物生成速率總是隨溫度的升高而加快；對于可逆反應而言，正.逆反應速率之差即為產物生成的凈速率。溫度升高時，正逆反應速率常數都增大，所以正逆反應速率都提高，凈反應速率是否怎加呢？

經過分析知：對于吸熱的可逆反應，凈速率r總是隨著溫度的升高而增高的；而對于放熱的可逆反應，凈速率r隨溫度變化有3種可能性，當溫度較低時，r隨溫度的升高而增高，當溫度超過某一值后，r隨著溫度的升高而下降。r有一個極大值，此極大值對應的溫度稱為最佳反應溫度，亦稱最適宜反應溫度。二.濃度的影響

根據反應平衡移動原理，反應物濃度越高，越有利于平衡向產物方向移動。當有多種反應物參加反應時，往往使廉價易得的反應物過量，從而可以使價貴或者難得的反應物更多地轉化為產物，提高其利用率。

由反應速率式可知，反應物濃度越高，反應速率越快，一般在反應初期，反應物濃度高，反應速率大，隨著反應的進行，反應物逐漸消耗，反應速率逐漸下降。

提高溶液濃度的方法有：對于液相反應，采用能提高反應物溶解度的溶劑，或者在反應中蒸發(fā)或冷凍部分溶劑等；對于氣相反應，可適當壓縮或降低惰性物的含量等。

對于可逆反應，反應物濃度與其平衡濃度差是反應的推動力，此推動力越大則反應速率越快。所以，在反應過程中不斷從反應區(qū)取出生成物，使反應遠離平衡，既保持了高速率，又使平衡不斷向產物方向移動，對于受平衡限制的反應有利于提高產率。三.壓力的影響

一般來說，壓力對液相和固相反應的平衡影響較小。氣體的體積受壓力影響大，故壓力對有氣相物質參加的反應的平衡影響很大。其規(guī)律為：

（1）對于分子數增加的反應，降低壓力可以提高平衡產率；（2）對于分子數減少的反應，壓力升高，產物的平衡產率增大；（3）對于分子數沒有變化的反應，壓力對平衡產率無影響。

在一定的壓力范圍內，加壓可減少反應體積，加快反應速率，但效果有限，壓力過高，能耗增大，對設備要求高，反而不經濟。

惰性氣體的存在，可降低反應物的分壓，對反應速率不利，但有利于分子數增加的反應的平衡，是否添加惰性組分，添加多少，也要根據實際而定。四.停留時間的影響

停留時間是指從物料進入設備到離開設備所需要的時間，若有催化劑存在指催化劑的接觸時間（反應時間），單位一般用秒（s）表示。

一般停留時間越長，原料轉化率越高，產物的選擇性越低，設備的生產能力小，空速越小，反之亦然。五.空速的影響

空速為停留時間的倒數，一般空速越大，停留時間越短，原料轉化率越低，產物的選擇性越高，設備的生產能力大，反之亦然。六.原料配比的影響

實際中總是那些廉價易得的易回收的無毒的無腐蝕的無污染的反應物過量（大于理論配比）以提高另外一個反應物的轉化率。

第四節(jié)催化劑的性能及使用

能加快化學反應速度的的催化劑稱為正催化劑；能減緩化學反應速度的叫負催化劑或阻催化劑；有些反應所產生的某種產物也會使反應迅速加快，這種現象稱為自催化作用。1.催化劑的基本特征

在一個反應系統(tǒng)中因加入催化劑而使反應速度明顯加快，主要是因為它能與反應物生成不穩(wěn)定的中間化合物，改變了化學反應途徑，使反應的活化能得以降低。由阿倫尼烏斯方程可知，活化能降低可使反應速率常數增大，從而加速了反應。

（1）催化劑是參與了化學反應的，但是反應終了時，催化劑本身未發(fā)生化學性質和數量的變化。

（2）催化劑只能縮短達到化學平衡的時間（即加速作用）但不能改變平衡。也就是說，無論是否有催化劑存在，該反應的自由能變化，熱效應，平衡常數和平衡轉化率相同。催化劑不能使熱力學上不可能進行的反應發(fā)生；催化劑是以同樣的倍率提高正逆反應的速率的，能加速正反應速率的催化劑，也必然能加速逆反應。

（3）催化劑具有明顯的選擇性，特定的催化劑只能催化特定的化學反應。這一作用在有機化學反應領域中起了非常重要的作用，因為有機反應體系往往同時存在許多反應，選用合適的催化劑，可使反應方向向需要的方向進行。2.催化劑的主要作用

（1）提高反應速率和選擇性

（2）改變操作條件使操作條件變得緩和，降低能耗，提高反應速率（3）有助于開發(fā)新反應

（4）在能源開發(fā)與環(huán)境友好方面作用顯著3.工業(yè)催化劑使用中的有關問題（1）工業(yè)催化劑的使用性能指標

①活性指在給定溫度壓力和反應物流量（或空速）的情況下，催化劑使原料轉化的能力。活性越高則原料的轉化率越高。或者在在轉化率及其他條件相同時，催化劑活性越高則需要的反應溫度越低。工業(yè)催化劑應該有足夠高的活性，一般用原料的轉化率來表示催化劑的活性。

②選擇性指反應所消耗的原料中有多少轉化為目的產物。選擇性越高，則越有利與產物的后處理。

當催化劑的活性與選擇性難以兩全齊美時，若反應原料昂貴或產物分離困難，則選用選擇性高的催化劑；若原料廉價易得或產物易分離，則選用活性高的催化劑。

一般用產物的選擇性來表示表示催化劑的選擇性。

③壽命指其使用期限的長短，壽命的表征是生產單位產品所消耗的催化劑量，或在滿足生產要求的技術水平上催化劑能使用的時間長短。

催化劑的壽命受以下幾個方面的影響:

化學穩(wěn)定性：催化劑的化學組成和化合狀態(tài)在使用條件下發(fā)生變化的難易。熱穩(wěn)定性：催化劑在反應條件下對熱破壞的耐受力。機械穩(wěn)定性：指固體催化劑在反應條件下強度是否足夠。耐毒性：催化劑對有毒物質的抵抗力或耐受力④其他，如廉價.易得.無毒.無害.易分離等。（2）催化劑的活化

許多固體催化劑在出售時的狀態(tài)一般是較穩(wěn)定的，但這種穩(wěn)定狀態(tài)不具有催化性能，催化劑在反應前必須對其進行活化，使其轉化成具有活性的狀態(tài)。（3）催化劑的失活和再生引起催化劑失活的原因較多，對于絡合催化劑而言，主要是超溫，大多數絡合物在250℃以上就分解而失活；對于生物催化劑而言，過熱.化學物質和雜菌的污染.pH值失調等均是失活原因；對于固體催化劑而言，失活原因有:

①超溫過熱，使催化劑表面發(fā)生燒結，晶型轉變或物相轉變；②原料氣中混有毒物雜質，使催化劑中毒；③有污垢或積碳覆蓋在催化劑表面。

原料中能使催化劑活性嚴重下降的微量物質叫做催化劑毒物，這種現象叫做催化劑中毒。催化劑中毒又分為暫時性中毒和永久性中毒兩種情況。催化劑的積碳可通過燒炭再生。無論暫時性中毒后的再生還是積碳后的再生，均會引起催化劑結構的損傷，致使活性下降。（4）催化劑的運輸.存儲和裝卸

在運輸過程中防止其受污染和破壞；裝填要均勻，避免出現架橋現象，以防反應工況惡化。使用后在停工卸出之前，要進行鈍化處理，由其是金屬催化劑一定要經過低含氧量的氣體鈍化后，才能暴露于空氣中，否則遇空氣劇烈氧化自燃，燒壞催化劑和設備。

第四章烴類熱裂解制烯烴

第一節(jié)概述

一.乙烯發(fā)展概述

乙烯生產方法有乙醇脫水法，電石-乙炔-加氫法，烴類熱裂解法，天然氣偶合法等，目前工業(yè)幾乎全部采用烴類熱裂解法。二.烯烴在石油化工中的地位

乙烯，丙烯和丁二烯等低級烯烴分子中具有不飽和的雙鍵，化學性質活潑，能與多種物質發(fā)生加成，共聚或自聚等反應，生成一系列重要產物，是化學工業(yè)的重要原料。

乙烯是石油化工的標志產品，在石油化工中占主導地位。乙烯裝置生產的三烯（乙烯，丙烯，丁二烯）和三苯（苯，甲苯，二甲苯）是其他有機原料及三大合成材料（合成樹脂，合成橡膠，合成纖維）的基礎原料。

第二節(jié)熱裂解過程的化學變化與基本原理

烴類熱裂解是將烴類原料（天然氣，煉廠氣，石腦油，輕油，柴油，重油等）在高溫（800℃以上），低壓（無催化劑）的條件按下，使烴類分子發(fā)生碳鏈斷裂或脫氫反應，生成相對分子質量較小的烯烴，烷烴和其他相對分子質量不同的輕質和重質烴類。

烴類熱裂解反非常復雜，具體體現在：

（1）原料復雜包括天然氣，煉廠氣，石腦油，輕油，柴油，重油甚至是原油，渣油等。（2）反應復雜除了斷鏈和脫氫主反應外，還包括環(huán)化，異構，烷基化，歧化，脫烷基化，縮合，聚合，生焦，生碳等副反應。

（3）產物復雜即使采用最簡單的乙烷為原料，產物除了氫氣，甲烷，乙烯，乙炔，乙烷外，還有C3，C4等低級烴類和C5以上的液態(tài)烴。一.烴類裂解的反應規(guī)律1.烷烴的裂解反應

（1）正構烷烴正構烷烴的裂解主要有脫氫反應和斷鏈反應，對于C5以上的烷烴還可以發(fā)生環(huán)化脫氫反應等其他反應。

①脫氫反應CH鍵斷裂的反應，產物中碳原子數保持不變，通式如下：②斷鏈反應CC鍵的斷裂反應，生成碳原子數較少的產物，其通式如下：相同烷烴脫氫和斷鏈的難易程度可以從分子結構中的鍵能的大小，反應的標準Gibbs焓變，和標準反應熱的大小來判斷。

最終結果：斷鏈比脫氫容易。兩者都為吸熱反應。

③環(huán)化脫氫C5以上的正構烷烴可發(fā)生如下的環(huán)化脫氫反應生成環(huán)烷烴。

（2）異構烷烴

①CC鍵或CH鍵的將能較正構烷烴的低，故容易斷鏈或脫氫；②脫氫能力與分子結構有關，難易順序為:伯碳氫>仲碳氫>叔碳氫；

③異構烷烴裂解所得的乙烯收率遠較正構烷烴低，而氫氣，甲烷，C4及C4以上烯烴收率較高。丙烯收率比正構烷烴高。

④隨著碳原子數的增加，異構烷烴與正構烷烴裂解所得乙烯和丙烯收率的差異減少。2.烯烴的裂解反應

工業(yè)上應用的裂解原理一般含烯烴很少，但裂解一次反應生成的烯烴會進一步發(fā)生斷鏈，脫氫，歧化，聚合和芳構化等二次反應。

（1）斷鏈反應較大分子的烯烴裂解可以斷鏈成2個較小的烯烴分子，通式如下：

烯烴裂解時位于雙鍵β位置CC鍵的解離能比α位置CC鍵的解離能低，所以烯烴斷鏈主要發(fā)生在β位置，僅有少量α位置CC鍵斷裂。丙烯，異烯烴，二烯烴由于沒有β位置的CC鍵，所以比相應的烷烴難于裂解。

（2）脫氫反應烯烴可進一步脫氫生成二烯烴和炔烴，通式如下：

（3）歧化反應兩個相同分子烯烴可以歧化為兩個不同烴分子，其通式如下：

（4）雙烯合成反應（環(huán)化反應）二烯烴與烯烴進行雙烯合成而生成環(huán)烯烴，進一步脫氫生成芳烴，通式為:

（5）芳構化反應六個或者更多碳原子數的烯烴，可以發(fā)生芳構化反應生成芳烴。

（6）加氫反應（7）縮合，聚合（8）異構：官能團異構、骨架異構3.環(huán)烷烴的裂解反應

環(huán)烷烴較相應的鏈烷烴穩(wěn)定，在一般條件下可發(fā)生斷鏈開環(huán)反應、脫氫反應、側鏈斷裂及開環(huán)脫氫反應，還可以進行脫氫生成苯，深度加氫生成甲烷。通式如下：

4.芳烴的裂解

由于芳環(huán)的穩(wěn)定性，芳烴的裂解主要發(fā)生在烷基烴的側鏈上，以及芳烴縮合生成多環(huán)芳烴，進一步生成焦的反應。所以含芳烴的原料油不僅烯烴收率低，而且結焦嚴重，不是理想的裂解原料。

5.裂解過程中的結焦生碳反應生碳：乙烯，在900~1100℃或更高的溫度下，經過乙炔中間階段生碳（Cn,n為300~400）生焦：500~900℃，通過芳烴的中間階段而生成。

區(qū)別：①溫度不同②中間階段不同③H含量不同，C幾乎不含H，焦中含少量的H相同：都是固態(tài)（s）------固態(tài)的通用危害。

危害：①降低烯烴收率②增加各種阻力（流動，傳熱等）③嚴重時造成停產，影響操作周期6.一次反應和二次反應

一次反應：原料生成目的產物乙烯丙烯的反應，是希望發(fā)生的反應。二次反應：由乙烯、丙烯進一步反應生成焦、炭。

危害：消耗了原料，降低了烯烴收率；增加各種阻力，對裂解操作和穩(wěn)定生產都帶來了不利的影響。

7.各族烴類裂解的反應規(guī)律

反應速度：烷烴>環(huán)烷烴（六環(huán)>五環(huán)）>芳烴

乙烯收率：烷烴（正構>異構）>環(huán)烷烴>芳烴（環(huán)烷烴與芳烴基本不選，易生焦）結焦程度：烷烴進行下去，直到生成H或CH3自由基為止。所以，C原子數較多的烷烴，在裂解中也能生成碳原子數較少的乙烯和丙烯分子。

③鏈的終止是2個自由基通過加成反應使自由基消失。2.利用自由基機理預測正構烷烴一次反應的產品分布

自由基反應應遵從如下四條規(guī)律：①烴分子中各種氫的解離能不同，伯氫>仲氫>叔氫（解離能越小反應越容易，反應速度越快）②正構烷烴的反應途徑數位n/2（n為偶數）或（n+1）/2（n為奇數）。

③按某一途徑反應的分子數m=W×Z，其中Z為參加此反應的氫原子個數（幾率），W為該氫原子的相對反應速度。（用于預測產品分布）

④大自由基不穩(wěn)定，在與其他分子碰撞之前發(fā)生分解，從β鍵斷鏈，直至分解成H或CH3。斷裂時帶自由基的一端生成相應的烯烴。乙基自由基和異丙基自由基分解時生成H和相應的烯烴。如：

α鍵指與官能團相鄰的鍵，β鍵指與官能團相隔的鍵，以此類推�？衫�用此規(guī)律預測一次反應產品的分布。P114

該方法對于C5以下的單一烷烴預測是準確的，對于C6以上的正構烷烴則誤差較大。

對于混合烴裂解，研究發(fā)現：

①烷烴對于環(huán)烷烴和烯烴的裂解有促進作用，主要是烷烴提供了環(huán)烷烴和烯烴裂解所需的自由基；

②環(huán)烷烴和烯烴對于烷烴的裂解有抑制作用，主要是環(huán)烷烴和烯烴搶奪了烷烴產生的自由基。

三.裂解原料的性質及其評價1.族組成PONA

P：烷烴族O：烯烴族N：環(huán)烷烴族A：芳烴族一般原料中，鏈烷烴族（P）越大，乙烯收率越高；芳香族（A）越大，乙烯收率越低；乙烯收率：P>N>A；2.氫含量和碳氫比

原料的氫含量是指裂解原料中所含的氫的質量分數，用ω（H2）表示，原料的碳氫比指裂解原料中C與H的質量比，用C/H表示，公式如下：ω（H2）=（4-1）

（C/H）=（4-2）（C/H）≥3

C----原料中C原子的個數；H----原料中H原子的個數。

氫含量順序：P>N>A對于混合物的氫氣含量ω（H2），可以先求出每個純組分的氫含量，再與每個組分的質量分數相乘加和。

通過裂解反應，使一定氫含量的裂解原料生成氫含量較高的C4和C4以下的輕組分和氫含量較低的C5和C5以上液體。由氫平衡可以斷定，裂解原料氫含量越高，獲得的輕烴越多，乙烯的收率也越高。根據原料氫含量既可以判斷該原料可能達到的裂解深度，也可以評價該原料裂解所得的C4和C5以下輕烴的收率。3.特性因數K

K=（4-5）K值以烷烴最高，環(huán)烷烴次之，芳烴最低，它反映了烴的氫飽和程度。乙烯和丙烯總體收率大體上隨裂解原料特性因數的增大而增加。4.關聯指數（芳烴指數）BMCI

餾分油的關聯指數是表示油品的的芳香性的指標，也叫芳烴指數，是由美國礦務局關聯而成，由下式計算，關聯指數越高，芳烴的含量相對越高。

（4-6）

規(guī)定苯的BMCI值為為100，正己烷的BMCI值為0。

正構烷烴一般一次反應（脫氫，斷鏈）都屬于一級反應，而二次反應一般高于一級反應。第三節(jié)烴類熱裂解的工藝參數一.裂解溫度和停留時間1.裂解溫度

（1）從自由基反應機理分析在一定溫度范圍內，提高裂解溫度有利于提高一次反應所得乙烯收率。（2）從化學平衡及熱力學分析由于烴類裂解是強吸熱反應，平衡常數Kp隨溫度的升高而增大。提高裂解溫度有利于乙烯的反應，并相對減少乙烯消失的反應，因而有利于提高裂解的選擇性。由于裂解反應進行到反應平衡，烯烴收率甚微，裂解產物主要為氫和碳。因此，反應必須控制在一定的裂解深度范圍內。

（3）從動力學分析反應速率常數k總是隨溫度的升高而增加的。

結論：提高溫度不僅有利于提高反應速率和平衡常數，還有利于提高生成乙烯的選擇性和收率。高溫短停留時間是改善烴類裂解反應產品收率的關鍵。

在某一停留時間下，存在一個最佳裂解溫度，在此溫度下，乙烯收率最高。2.停留時間

管式裂解爐中物料的停留時間是指裂解原料經過輻射盤管（輻射段爐管）的時間。工程上如下幾種計算反應的停留時間：（1）表觀停留時間（2）平均停留時間3.溫度停留時間效應

（1）溫度停留時間對裂解產品收率的影響

由動力學可以看出，對于給定原料而言，裂解深度（轉化率）取決于裂解溫度和停留時間。然而，相同轉化率下可以有各種不同的溫度時間停留組合。乙烯收率、溫度和停留時間的關系如下圖所示。

由圖可見，為使乙烯收率保持在最高溫度，改變裂解溫度必須相應改變停留時間，反之亦然。如果要縮短停留時間，則需要相應提高裂解溫度。

①高溫裂解有利于一次反應，短停留時間又可以抑制二次反應的進行（減少結焦）。②高溫短停留時間操作可以抑制芳烴生成的反應，對給定原料而言，高溫短停留時間所得到的裂解汽油的收率相對較低。（2）裂解溫度-停留時間的限定

①裂解深度對溫度-停留時間的限定為達到滿意的產品收率需要較高的裂解深度，而過高的裂解深度又會因結焦嚴重而使清焦周期幾句縮短。工程中常以C5和C5以上液相產品的氫含量不低于8%為裂解深度的限定。

②溫度的限制對于管式爐中進行的裂解反應，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的限制，因此，管式裂解爐出口溫度一般均限制在950℃以下。

③熱強度（傳熱速率）限制爐管管壁溫度不僅取決于裂解溫度，也取決于熱強度。在給定裂解溫度下，隨著停留時間的縮短，爐管熱通量增大，熱強度增大，傳熱速率增加，即單位時間內需要的熱量增加。因此，在給定的裂解溫度下，如何保證短時間內將熱量傳遞進去，就變成了高溫-短停留時間的主要限制。二.壓力與稀釋劑1.壓力對裂解反應的影響（1）從化學平衡角度分析

一次反應是摩爾數增多的過程，對于脫氫的可逆反應，降低壓力對提高乙烯平衡組成有利（斷鏈反應因為是不可逆反應，壓力無影響）。

烴類聚合縮合的二次反應大多數是摩爾數減少的過程，降低壓力可抑制其進行，減少結焦生碳，即對生產乙烯有利。（2）從反應速率來分析

降低壓力雖然不能改變反應速率常數，但是可以降低反應物的濃度，降低壓力對一次、二次反應都不利，但反應級數的不同影響也不同，壓力對于高于一級的反應的影響比對一級反應的影響要大的多，也就是說降低壓力可以增大一次反應對于二次反應的相對速率，提高一次反應的選擇性。

結論：降低壓力可以促進生成乙烯的一次反應，抑制發(fā)生聚合的二次反應，從而減輕結焦的程度。

2.稀釋劑對裂解反應的影響

由于裂解是在高溫下進行的，不宜采用抽真空減壓的方法降低烴分壓，因為高溫密封不易，一旦空氣漏入負壓操作的裂解系統(tǒng)，與烴氣體形成爆炸混合物就有爆炸的危險；而且減壓操作對以后分離工序的壓縮操作也不利，要增加能耗消耗。所以就采取添加稀釋劑以降低分壓是一個較好的方法。這樣，設備仍可在常壓或正壓下操作，而烴分壓則可降低。稀釋劑理論上講可以采用水蒸氣、氮氣或任一種惰性氣體，但目前較為成熟的裂解方法均采用水蒸氣作為稀釋劑，原因如下：

①裂解反應后通過急冷即可實現稀釋劑與裂解氣的分離，不會增加裂解氣的分離負荷和困難，使用其他惰性氣為稀釋劑時反應后均與裂解氣混為一體，增加了分離困難。

②水蒸氣熱容量較大，使系統(tǒng)具有較大的熱慣性，當操作供熱不平穩(wěn)時，可以起到穩(wěn)定溫度的作用，保護爐管防止過熱。

③抑制原料中所含硫對鎳鎘合金爐管的腐蝕，保護爐管。因為高溫水蒸氣具有氧化性，能將爐管內壁氧化成一層保護膜，這樣既防止了裂解原料中S對鎳鎘合金爐管的腐蝕，又防止了爐管中鐵、鎳對生碳的催化作用。

④脫除焦炭水蒸氣對已生成的炭有一定的脫除作用，即：⑤減少爐管內的結焦⑥其他，如廉價、易得、無毒等

稀釋劑用量用稀釋度q表示，其定義為：

稀釋度q=稀釋劑重量/原料烴的重量（4-22）

稀釋劑的作用原理可用道爾頓分壓定律來說明。三.裂解深度

1.裂解深度表示方法

裂解深度指裂解反應進行的程度。由于裂解反應的復雜性，很難以一個參數準確地對其進行定量描述。根據不同情況，常常采用如下一些參數來衡量裂解深度。

（1）原料轉化率原料轉化率反應了裂解反應時原料的轉化程度。因此常用原料轉化率來衡量裂解深度。一般原料轉化率越高，裂解深度越深。

（2）甲烷收率由于甲烷比較穩(wěn)定，基本上不因二次反應消失，裂解所得甲烷收率總是隨著裂解深度的提高而增加。甲烷收率越高，裂解程度越深。

（3）液體產物的氫含量和氫碳比隨著裂解深度的提高，裂解所得氫含量高的C4和C4以下氣態(tài)產物的產量增大，C5和C5以上的液體產品的氫含量和氫碳比將隨裂解深度的提高而下降。餾分油裂解時，其裂解深度應以所得液體產物的氫含量不低于8%或氫碳質量比不低于0.087為限。一般裂解所得液體產物的氫含量或者氫碳比越低，裂解深度越深，結焦越嚴重，清焦越頻繁，操作周期越短。

（4）裂解爐出口溫度在爐型已定的情況下，爐管排列及幾何參數已確定。此時對給定裂解原料及負荷而言，爐出口溫度在一定程度上可以表征裂解的深度。一般裂解爐出口溫度越高，裂解深度越深。

（5）裂解深度函數S考慮到溫度和停留時間對裂解深度的影響，有人將裂解溫度T與停留時間θ關聯如下：（4-24）（6）動力學裂解深度（KSF）

第四節(jié)裂解設備與工藝一.管式裂解爐

熱裂解過程是通過裂解爐來實現的。裂解爐包括蓄熱式爐、砂子爐、管式爐等�，F在90%以上都是采用管式裂解爐，也是間接傳熱的裂解爐。1.管事裂解爐工作原理

（1）管式裂解爐的組成管式裂解爐一般主要由對流室（段）、輻射室（段）、爐管、燒嘴、煙囪、擋板等幾部分構成。

（2）管事裂解爐的工作原理裂解原料首先進入管式裂解爐的對流段爐管升溫，達到一定溫度后與來自蒸汽發(fā)生器的稀釋蒸汽混合繼續(xù)升溫到600~650℃，然后轉向進入裂解爐的輻射段爐管繼續(xù)升溫并發(fā)生裂解反應直到裂解出口溫度及所謂的反應溫度800~850℃，離開裂解爐，最后高溫裂解產物通過急冷換熱器降溫后，到后續(xù)進行預分餾。2.裂解爐的爐型及變革

裂解溫度和停留時間均受輻射盤管耐熱程度的限制。提高溫度和縮短停留時間的另一重要途徑是改進輻射盤管的結構。

認識不同SRT型裂解爐（短停留時間裂解爐）的程數所代表的意義（P131）

裂解爐或爐管發(fā)展趨勢主要體現在分支變徑，管徑先細后粗，程數越來越少，管長越來越短，耐溫越來越高，達到的效果是裂解溫度越來越高，停留時間越來越短，乙烯收率越來越高，原料適用范圍越來越寬，裂解爐熱效率越來越高。二.裂解產物急冷、熱量回收及爐管結焦與清焦1.裂解產物急冷

裂解爐出口的高溫裂解產物在出口高溫條件下將繼續(xù)進行裂解反應，由于停留時間的增長，二次反應加劇，結焦嚴重，烯烴損失隨之增多。為此，需要將裂解爐出口高溫裂解產物盡快冷卻，通過急冷以終止其裂解反應。急冷可分為直接急冷和間接急冷。

（1）間接急冷裂解爐出來的高溫裂解產物溫度在800~900℃左右，在急冷降溫過程中要釋放出大量的熱，是一個可以利用的熱源，為此可用換熱器進行間接急冷，回收這部分熱量發(fā)生蒸汽，以提高裂解爐的熱效率，降低產品成本。用于此目的的換熱器稱為急冷換熱器。急冷換熱器與汽包所構成的發(fā)生蒸汽的系統(tǒng)稱為急冷（廢熱）鍋爐（也有直接將極冷換熱器稱作急冷鍋爐的）。使用急冷鍋爐的目的是終止裂解反應（二次反應）和回收廢熱。

（2）直接急冷直接急冷的方法是在高溫裂解產物中直接噴入冷卻介質，冷卻介質被高溫裂解產物加熱而部分汽化，由此吸收裂解產物所攜帶的熱量，使高溫裂解產物迅速冷卻。根據冷卻介質的不同，可以分為水直接冷卻和油直接冷卻。

（3）急冷方式的對比裂解產物直接急冷設備費用少，操作簡單，系統(tǒng)阻力小，傳熱效果好（因為直接接觸），急冷效果好，但形成大量含油垢污水，油水分離困難，且難以回收利用裂解物的熱量；而間接急冷對能量利用較為合理，可回收裂解產物被急冷時所放出的熱量，經濟性好，且無污水產生，故工業(yè)上多用間接急冷。2.急冷換熱器（急冷鍋爐）

一般對急冷鍋爐的要求是結焦少，能長期連續(xù)運轉；可回收超高壓蒸汽，熱效率高；結構簡單，穩(wěn)定性好；投資低。

3.裂解爐和急冷換熱器的結焦與清焦

（1）裂解爐和急冷換熱器結焦的判據管式裂解爐輻射盤管和急冷換熱器換熱管在運轉過程中會有焦垢生成，必須定期進行清焦。對于管式爐而言，出現一下任一情況均應停止進料，進行清焦：

①裂解爐輻射管管壁溫度超過設計規(guī)定值；②裂解爐輻射段入口壓力增加值超過設計值。

（2）裂解爐、急冷換熱器結焦的危害和清焦的方法

管內一旦結焦，輕者影響傳質、傳熱、增加流動阻力，重者造成阻塞、停工、停產，影響操作周期，所以當焦垢結到一定程度必須進行清焦。

清焦方法：蒸汽清焦法、空氣燒焦法或蒸汽-空氣清焦法進行清焦。這些清焦方法的原理是利用蒸汽或空氣中的氧與焦垢反應而達到清焦的目的。如下反應方程式所示：

（3）抑焦技術與方法為了延緩爐管內結焦，延長裂解爐運轉周期，可以采用不同的抑焦技術和方法。其中最常用的抑焦技術有：改變工藝條件、加氫熱裂解。原料預處理、爐管表面預處理、混合烴裂解、加結焦抑制劑等，而其中應用最廣泛的就是加入結焦抑制劑。結焦抑制劑主要作用是鈍化金屬表面、改變自由基歷程、催化水煤氣反應、改變焦的形態(tài)等等。

工業(yè)常用的結焦抑制劑的種類是含S、N、P、Si等的化合物。三.裂解產物的預分餾

1.裂解產物預分餾的目的與任務

裂解爐出口的高溫裂解產物經急冷換熱器冷卻，再經油急冷器進一步冷卻后，溫度可降低到200~300℃之間。將急冷后的裂解氣進一步冷卻至室溫，并在冷卻過程中分餾出裂解產物中的重組分（如燃料油，裂解汽油，水分），這個環(huán)節(jié)稱為劣跡產物的預分餾。經預分餾處理后得到的裂解氣再送至裂解氣壓縮與凈化過程，最后進行深冷分離。

預分餾的作用如下：

①盡可能降低裂解氣的溫度，保證裂解氣壓縮機的正常運轉，并降低裂解氣壓縮機的功耗；②盡可能分餾出裂解產物中的重組分，減少進入壓縮分離系統(tǒng)的進料負荷；

③稀釋蒸汽以冷凝水的形式分離回收，用以發(fā)生稀釋蒸汽，從而大大減少污水排放量；④繼續(xù)回收裂解產物低能熱量。通常，可由急冷油回收的熱量發(fā)生稀釋蒸汽，由急冷水回收的熱量進行分離系統(tǒng)的工藝加熱。

2.預分餾工藝流程描述與工藝參數分析

（1）預分餾工藝流程概述裂解原料經過裂解爐后，經過高溫裂解，裂解產物從裂解爐頂排出，入急冷換熱器回收熱量后，再進急冷器用急冷油噴淋至220~300℃左右。冷卻后的裂解產物進入油洗塔（汽油分離塔），塔頂用裂解汽油噴淋，塔頂溫度控制在105~109℃之間，保證裂解氣中的水分從塔頂出油洗塔。塔釜則隨原料的不同而控制在不同的水平，塔釜所得的原料油產品，部分作為稀釋蒸汽的熱源，回收裂解氣的熱量。經稀釋蒸汽發(fā)生系統(tǒng)冷卻的急冷油，大部分送急冷器以噴淋高溫裂解產物，少部分急冷油進一步冷卻后作為油洗塔中段回流。示意圖如下：（見左頁）

油洗塔塔頂氣體進入水洗塔，塔頂用急冷水噴淋并控制在40℃左右，塔頂得到裂解氣送入裂解氣壓縮機。塔釜80℃左右，可分餾出裂解產物中的大部分水分和裂解汽油。塔釜油水混合物經過油水沉降槽油水分離，分離出的水（稱為急冷水）經冷卻后送入水洗塔作為塔頂噴淋，另一部分則送至稀釋蒸汽發(fā)生器發(fā)生蒸汽，供裂解爐使用。油水分離所得的裂解汽油部分，部分送至油洗塔作為塔頂噴淋物，另一部分則作為產品采出。

（2）預分餾系統(tǒng)工藝參數分析汽油分餾塔頂溫度、急冷油溫度、急冷水塔頂、塔釜溫度。①汽油分餾塔頂溫度一般控制在105~109℃，最高不超過120℃，最低不低于100℃。超過120℃后，烴類輕質油混入裂解汽油中，會增加急冷水塔的熱負荷，油水沉降分離效果變差，裂解汽油干點提高，不利于后續(xù)操作；且粘度變大，給急冷循環(huán)泵操作帶來困難。低于100℃，水蒸氣就可能冷凝下來，可能使塔釜急冷汽油乳化，塔釜溫度明顯降低，造成急冷油循環(huán)泵抽空，最終可能使裂解爐不能正常操作或全面停車。②急冷油粘度

③急冷水塔頂、釜溫度塔頂出口溫度控制著出口裂解氣的組成，一般在40℃以下；塔釜溫度控制在80~85℃。

3.裂解汽油與裂解原料油

（1）裂解汽油（C5-C10）烴類熱裂解副產的裂解汽油包括C5至沸點204℃以下的所有裂解副產物。裂解汽油經一段加氫可作為高辛烷值汽油組分。

如需經芳烴抽提分離芳烴產品，則應進行兩段加氫，脫去其中的S、N，并使烯烴全部飽和。

可以將裂解汽油全部加氫，加氫后分為加氫C5餾分、C6~C8中心餾分、C9~204℃餾分。此時加氫C5餾分可返回循環(huán)裂解，C6~C8中心餾分則是芳烴抽提的原料，C9餾分則可作為歧化生產芳烴的原料。

也可以將裂解汽油先分為C5餾分、C6~C8中心餾分、C9餾分，然后僅對C6~C8中心餾分進行加氫處理，由此，可使加氫處理量減少。

（2）裂解燃料油（C11+）烴類熱裂解副產的裂解燃料油（乙烯焦油）是指沸點在200℃以上的重組分。其中沸程在200~360℃的餾分稱為裂解輕質燃料油，相當于柴油餾分。沸程在360℃以上的餾分成為裂解重質燃料油，相當于常壓重油餾分。

第五節(jié)裂解氣的凈化

來自水洗塔頂的裂解氣中含有H2S，CO2，H2O，C2H2，C3H4，CO等氣體雜質，這些雜質不脫除，則影響產品的質量與應用。這些雜質主要來源于三個方面：原料中本身含有，反應中生成，裂解氣處理過程中引入。一.酸性氣體的脫除

１．酸性氣體雜質的來源

裂解氣中的酸性氣體主要是H2S，CO2和其他氣態(tài)硫化物，他們主要來自于下面幾個方面：①氣體裂解原料帶入的氣體硫化物和CO2。

②液體裂解原料中所含有的硫化物如硫醇、硫醚、噻吩、二硫化物等在高溫下與氫和水蒸氣反應生成H2S，CO2。（反應見左頁）

③裂解原料烴和爐管中的結碳與水蒸氣反應可生成CO和CO2。（反應如下）

④當裂解原料中有氧混入時，氧與烴類反應生成CO2。

２．酸性氣體的危害

裂解氣中含有的酸性氣體對裂解氣分離裝置以及乙烯和丙烯衍生物的加工抓緊改制都會產生很大的影響。CO2在低溫下結成干冰，造成深冷分離系統(tǒng)設備和管道堵塞。H2S將造成設備腐蝕；使加氫脫炔催化劑和甲烷化催化劑中毒；使干燥用的分子篩縮短壽命；對下游加工裝置的聚合過程或者催化反應過程的催化劑中毒，也可能影響產品質量。３．酸性氣體的脫除方法（１）堿洗法脫除酸性氣體

①反應原理堿洗法是指用NaOH為吸收劑，通過化學吸收使NaOH與裂解氣中的酸性氣體發(fā)生化學反應，以達到脫除酸性氣體的目的。反應方程式如下：

上述兩個反應Ｋp很大，在平衡產物中H2S與CO2的分壓幾乎可以降為0，但是由于反應不可逆，NaOH吸收劑不可再生循環(huán)使用。目前大多數乙烯裝置均采用堿/水洗脫除酸性氣體，由相應的堿洗段和水洗段組成，有三段，也有兩段的流程。②工藝流程

堿洗塔包括三個堿洗段和一個水洗段，裂解氣略經加熱后，進入堿洗塔的底部，依次與弱堿、中強堿、強堿逆流接觸，然后在塔上部的水洗段中進行水洗，脫除可能夾帶的堿液，防止堿液帶入壓縮機機體內。脫酸性氣體后的裂解氣自塔頂引出進入裂解氣壓縮機，塔釜黃油和廢堿液的混合物送至廢堿分離罐。在廢堿分離罐內注入一定量的裂解汽油，使黃油溶解于裂解汽油，再經裂解汽油分離罐使廢堿與裂解汽油分離，分離出的裂解汽油返回水冷塔，廢堿液則送往廢堿處理系統(tǒng)。此過程必須注意堿液與裂解汽油的分離，防止大量堿液進入水冷塔，造成冷水的乳化。（工藝流程圖見左頁）

兩段：水洗+堿洗；三段：水洗+2段堿洗；四段：水洗+3段堿洗。

即使是在常溫操作條件下，在有堿液存在時，裂解氣中的不飽和烴仍會發(fā)生聚合，生成的聚合物將聚合于塔釜。這些聚合物為液體，但與空氣接觸易形成黃色固態(tài)，通常稱為黃油。黃油的生成可能造成堿洗塔釜和廢堿罐的堵塞，而且也對廢堿液的處理造成麻煩。由于黃油可溶于富含芳烴的裂解汽油，因此，往往采用注入裂解汽油的方法來分離堿液池中的黃油。③堿洗塔操作條件

a.溫度溫度升高，裂解氣中酸性氣體平衡分壓增加，脫除不凈；溫度降低，反應速度降低，堿液粘度增加，且生成的鹽在廢堿中的溶解度下降，流動阻力增加，結晶造成阻塞，操作費用增加，故選常溫。

b.壓力壓力升高，裂解氣中酸性氣體分壓增加，溶解度增加，脫除徹底；但壓力太高，設備材質要求高，能耗增加，會有部分重組分脫除，且生成的鹽在廢堿中的溶解度下降，結晶造成阻塞，故選中壓（1MPa左右）。

C.堿液濃度堿液濃度太小酸性氣體脫除不凈，太高浪費而且堿液粘度增加，生成的鹽在廢堿中的溶解度下降，結晶造成阻塞。（2）乙醇胺法脫除酸性氣體

用乙醇胺做吸收劑除去裂解氣中的H2S，CO2是一種物理吸收和化學吸收相結合的方法，所用的吸收劑主要是一乙醇胺（MEA）和二乙醇胺（DEA）。在使用過程中一般將這兩種（或三種加三乙醇胺）乙醇胺混合物（不分離）配成30%左右的水溶液（乙醇胺中含有羥基官能團，溶于水）使用。以一乙醇胺為例，他能與H2S,CO2發(fā)生如下反應（見左頁）。

以上反應是可逆反應，在溫度低、壓力高時，反應向右進行，并放熱；在溫度高、壓力低時反應向左進行，并吸熱。因此，在常溫加壓條件下進行吸收，吸收液在低壓下加熱，釋放出H2S,CO2，得以再生，重復使用。

如圖是乙醇胺法脫酸性氣體的工藝流程（見左頁）。乙醇胺加熱至45℃后送入吸收塔的頂部，裂解氣中的酸性氣體大部分被乙醇胺溶液吸收后，送入堿洗塔進一步凈化。吸收了H2S,CO2的富液，由吸收塔釜采出，在富液中注入少量洗油（裂解汽油）以溶解富液中終止烴及聚合物（黃油）。富液和洗油經分離洗油后，送到汽提塔進行解吸。汽提塔中解吸出的酸性氣體經塔頂冷卻并回收凝液后放空。解吸后的貧液再返回吸收塔進行吸收。（3）醇胺法與堿洗法的對比

醇胺法與堿洗法相比，其主要優(yōu)點是吸收劑可再生循環(huán)使用，當酸性氣體含量較高時，從吸收液的消耗和廢水處理量來看，醇胺法明顯優(yōu)于堿洗法。

①醇胺法中的乙醇胺對酸性氣體的吸收不如堿洗法中堿吸收的徹底，一般醇胺法處理后裂解氣仍需要再用堿洗法進一步脫除，以滿足生產需要。

②醇胺雖可再循使用，但由于揮發(fā)和降解，仍有一定的損耗。由于醇胺與羰基硫、二硫化碳反應使不可逆的，當這些硫化物含量高時，吸收劑損失會很大。

③醇胺水溶液呈堿性，但當有大量酸性氣體存在時，溶液pH值會急劇下降，從而對碳鋼設備產生腐蝕。尤其在酸性氣濃度高而且溫度也高的部位（如換熱器、汽提塔及再沸器）腐蝕更為嚴重。因此，醇胺法對設備材質要求高，投資相應較大。④醇胺溶液可以吸收丁二烯和其他雙烯烴，吸收雙烯烴的吸收劑在高溫下再生時易生成聚合物，由此即可能造成系統(tǒng)結垢，有損失了丁二烯等。

結論：一般情況下，乙烯裝置均采用堿洗法脫除裂解氣中的酸性氣體，只有當酸性氣體含量較高時，為減少堿耗量以降低生產成本，可考慮采用乙醇胺法預脫裂解氣中的酸性氣體，但仍需要堿洗法進一步作精細脫除。二.水的脫除1.水的來源

裂解氣中的水分主要來自于裂解過程中的稀釋劑、水洗過程、脫酸性氣體過程。2.水的危害

水分在進入低溫分離系統(tǒng)會造成設備和管道的堵塞，除水分結冰外，水分還會與低級烴類生成白色結晶的水合物。3.水的脫除方法

裂解氣中的水含量不高，但是要求脫水后物料的干燥度很高，因而，均采用固體吸附法進行干燥。常用的干燥劑有：硅膠（顏色變化，好判斷）、活性炭、活性氧化鋁、分子篩等。（1）分子篩的吸附規(guī)律

所謂分子篩一般是由氧化硅和氧化鋁形成的多水化合物的結晶體，在使用前將其活化，脫去結合的水，使其形成均勻的孔隙，這些孔有篩分分子的能力，故稱為分子篩。由于氧化硅與氧化鋁的摩爾幣不同，形成了不同的分子篩，有A、X、Y型等。每種又包括很多種，如A型有3A、4A、5A等。分子篩有以下幾條吸附特性：

①根據分子大小不同進行選擇性吸附。4A能吸附水、甲烷、乙烷，但是3A只能吸附水、甲烷，不能吸附乙烷分子。

②根據分子極性不同進行選擇吸附。由于分子篩是極性分子，優(yōu)先吸附極性分子水（水是強極性分子）。

③根據分子的不飽和程度不同進行選擇性吸附，分子不飽和程度越大，越易被吸附。如分子篩吸附能力：乙炔>乙烯>乙烷。

④根據分子的沸點不同進行選擇性吸附，一般沸點越高，越易被吸附。（2）分子篩與活性氧化鋁對比

①分子篩即使在很低的相對濕度下，仍有較大的吸附能力。而活性氧化鋁的吸附容量隨相對濕度變化很大，在相對濕度超過60%時，其吸附容量高于分子篩，隨著相對濕度的降低，其吸附容量遠低于分子篩。

②在低于100℃的范圍內，分子篩吸附容量隨溫度的影響小，而活性氧化鋁的吸附量受溫度的影響較大。

③3A分子篩是離子型極性吸附劑，對極性分子水有極大的親和性，易于吸附；而對H2、CH4、C3以上烴類均不吸附。因此，用于裂解氣的干燥時，不僅烴的損失少，也可以減少高溫再生時形成聚合物或結焦而使吸附劑性能劣化。反之，活性氧化鋁可吸附C4不飽和烴，不僅造成C4損失，影響操作周期，而且再生時易生成聚合物結焦而使吸附劑性能劣化。

結論：目前，均采用3A型分子篩，一般設置兩個干燥劑罐，輪流進行干燥和再生。干燥后裂解氣露點低于-70℃。（3）裂解氣干燥與再生工藝

裂解氣在分離過程中，除裂解氣在進入低溫系統(tǒng)之前要進行干燥外，還要對加氫后的C2餾分、甲烷化后的氫氣等進行干燥。這些干燥均采用填充床干燥器，其中一臺進行脫水干燥，另外一臺再生或備用。

濕氣自上而下通過分子篩床層，干燥后的氣體從干燥器底部送出。分子篩經過一段時間后會逐漸接近或達到平衡吸附量，這時就必須將干燥器切換并對其中分子篩進行再生。分子篩的再生一般分為倒液、泄壓、冷吹、升溫、恒溫、和降溫幾個步驟。（工藝圖見左頁）三.炔烴和CO的脫除。

1.炔烴和CO的來源炔烴主要是在裂解過程中產生的（烯烴脫氫），CO主要是生成的焦炭通過水煤氣反應轉化而成。反應如下：

2.炔烴和CO的危害乙烯和丙烯產品中所含炔烴會對乙烯和丙烯衍生物生產過程帶來麻煩。它們可能影響催化劑壽命，惡化產品質量，使聚合過程復雜化，產生不希望的副產品，積累爆炸等。CO會使加氫脫炔催化劑中毒。3.炔烴和CO的脫除方法（1）甲烷化法脫CO

在250~300℃、3MPa、Ni催化劑條件下，將氫氣中的CO轉化成甲烷和水并放出大量的熱。反應如下：

雖然甲烷化反應使放熱反應，但是氫氣中CO含量并不高，因此氫氣的甲烷化反應大多采用單段床絕熱式反應器。不采用Ni為活性中新的催化劑，不僅能加快甲烷化反應，而且能加快不飽和烴的加氫反應，但必須嚴格控制氫氣中乙烯的量，否則會發(fā)生非飛溫現象。甲烷化反應器大多設置了高溫報警和超高溫聯鎖停車控制。

甲烷化反應之后，設有冷卻器、分離罐和氫氣干燥器，用以降低氫氣溫度脫除反應中生成的水。由于汽油加氫工藝（裂解汽油加氫制芳烴）對水含量的要求不很嚴格，所以經過甲烷化反應后的一部分氫氣可以不經干燥而直接送往汽油加氫裝置；而對于C2、C3加氫所用氫氣都必須是經過干燥脫水的氫氣。有些乙烯裝置還向外界輸送干氫和濕氫產品。（流程見左頁）

（2）催化加氫脫炔

乙烯生產中常用的脫除乙炔的方法是溶劑吸收法和催化加氫法。溶劑吸收法是使用溶劑吸收裂解氣中的炔烴以達到凈化的目的，同時也可以回收一定量的炔烴。催化加氫法是將裂解氣中的炔烴加氫成為相應的烯烴或烷烴，為此達到脫除炔烴的目的。兩者各有優(yōu)缺點，在不需要回收炔烴時，一般采用催化加氫法（特別是小規(guī)模的乙烯化工廠），當需要回收炔烴時（主要是規(guī)模大的乙烯化工廠），則采用溶劑吸收法。實際裝置中，同時建有回收炔烴的溶劑吸收系統(tǒng)和催化加氫脫炔系統(tǒng)，兩個系統(tǒng)并聯，根據實際情況靈活運用。①催化加氫脫炔原理乙炔加氫反應如下：

乙炔加氫生成乙烯，既能脫除乙炔，又能增加乙烯，同時還不會給裂解系統(tǒng)帶入新的雜質。如果發(fā)生其他反應則會造成乙烯的損失，尤其是生成低聚物（綠油）的反應還會影響催化劑的性能。另外，乙炔加氫過程中，乙烯的含量遠遠大于乙炔的含量，這對乙炔加氫生成乙烯是不利的。因此需要選擇合適的催化劑（催化劑的選擇性）來解決這一矛盾，催化劑還要同時具備下列性質：

a.對乙炔的吸附能力遠遠要大于對乙烯的吸附能力；b.能使吸附的乙炔迅速發(fā)生加氫生成乙烯的反應；

c.生成乙烯的脫附速度遠大于進一步加氫生成乙烷的速度。

實驗數據表明：乙炔加氫轉化為乙烷的反應比乙炔加氫轉化為乙烯的反應更容易；當乙炔轉化為乙烯和乙烯轉化為乙烷的反應各自單獨進行時，乙烯轉化為乙烷的速度比乙炔轉化為乙烯的反應速度快10~100倍。因此在催化加氫中，催化劑的選擇性是影響加氫效果的重要指標。

C3餾分中炔烴轉化為丙烯的反應比轉化為丙烷的反應更容易，因此，C3炔烴加氫時比乙炔加氫更容易獲得較高的選擇性，但是隨著溫度的升高，丙烯轉化為丙烷及低聚物（綠油）生成的反應加快，丙烯損失增加。

②前加氫和后加氫前加氫是在脫甲烷塔之前，利用裂解氣中的氫對炔烴進行選擇性加氫，以脫除其中炔烴，所以又稱為自給加氫。后加氫是指在脫甲烷塔之后，將裂解氣中C2和C3餾分分開，再分別對C2和C3餾分進行催化加氫，以脫除乙炔、甲基乙炔（丙炔）和丙二烯。

前加氫和后加氫對比如下：

前加氫：設在脫甲烷塔前進行加氫，又叫自給加氫，加氫對象為裂解氣全餾分，內含氫氣，不需外加，流程簡單，能量利用合理；但乙烯損失較大，不能保證丙炔和丙二烯脫凈，且當催化劑性能較差時，副反應劇烈，選擇性差，不僅造成乙烯和丙烯的損失，嚴重時還會導致反應溫度的失控，床層飛溫，威脅安全生產。

后加氫：設在脫甲烷塔之后，將C2、C3分開分別進行加氫，需外加入氫氣，氫氣可按需加入，加氫選擇性好，催化劑壽命長，產品純度高，乙烯幾乎不損失，不易發(fā)生飛溫的問題；但能量利用和流程布局均不合理，需要一套氫氣凈化和供給系統(tǒng)。③加氫脫炔催化劑目前用于炔烴加氫的催化劑，主要有鈀系催化劑和非鈀系催化劑，對于脫乙炔過程主要使用鈀系催化劑。④加氫脫炔工藝流程

以C2加氫為例，C2加氫工藝又包括全餾分加氫工藝和產品加氫工藝。全餾分加氫是指來自脫乙烷塔頂的C2餾分全部進入乙炔加氫反應器；產品加氫是指除去回流之外，將脫乙烷塔回流罐采出的產品進行加氫。（工藝流程圖見左頁）

C3催化精餾加氫技術即將精餾和催化加氫集成到一個單元操作中。較多運用于脫丙烷塔中丙炔、丙二烯的加氫。對于高、低壓雙塔脫丙烷流程，一般將催化床設置在高壓塔的精餾段。由于該技術具有較高的平均選擇性，用于C3加氫，具有顯著優(yōu)點，具體體現在：a.把加氫與輕烴分離整合到了一個單元中，占地少，流程簡單，易操作；b.節(jié)省了與固定床選擇加氫的單元相關的大部分投資，投資顯著降低；

c.較低的反應溫度和等溫條件提高了加氫選擇性，綠油生成量明顯減少，從而降低了產品損失；

d.回流的沖洗作用大大減少了低聚物的形成，使重組分（焦）能及時離開催化區(qū)，可減輕催化劑床層的堵塞，延長催化劑的使用壽命。（3）溶劑吸收法脫除乙炔

該方法在脫除乙炔的同時，可以回收到高純度的乙炔。隨著乙烯裝置的大型化，裂解副產乙炔量相當可觀，乙炔回收更具有吸引力。所選用的溶劑應對乙炔有較高的溶解度（高吸收能力），而對其他組分溶解度越低越好（高選擇性），常用的溶劑有二甲基甲酰胺（DMF），N-甲基吡咯烷酮（NMP）和丙酮。除此之外，溶劑的沸點和熔點也是選擇溶劑的標準，低沸點溶劑較易解吸，但損耗大，且污染產品。高沸點溶劑解吸時需要低壓高溫條件，但溶劑損耗小，且能獲得較高純度的產品。

第六節(jié)裂解氣的壓縮與制冷一.裂解氣的壓縮系統(tǒng)1.裂解氣壓縮的目的

裂解氣中許多組分在常壓下都是氣體，沸點很低，常壓下進行各組分精餾分離，則分離溫度低，需要大量冷量和耐低溫鋼材。為了使分離溫度不太低，可適當提高分離壓力。裂解氣分離中溫度最低部位是甲烷和氫氣的分離，即脫甲烷塔頂。

壓力升高，各組分沸點升高，操作溫度升高，耗冷量減少，節(jié)省冷劑，需耐低溫鋼材減少，同時可脫除部分重組分和水，有利；但壓力太高，對設備要求升高，所需壓縮功增加，各組分相對揮發(fā)度減少（分離效果變差，板數增加（設備費增加），回流比增加（操作費增加），總費用增加），難分，塔釜溫度升高，二烯烴聚合，不利；綜合起來工程上一般采用3~4MPa。

壓力升高，壓縮機內溫度升高（壓縮過程近似絕熱），二烯烴在機內聚合，聚合物沉積在壓縮機的氣缸和葉片上造成磨損；同時，壓縮機內溫度升高，機內潤滑油粘度下降，壓縮機壽命縮短。為了克服這種矛盾，工程上采用多級（段）壓縮，一般采用3~5級壓縮，段與段間必須設置中間冷卻器（多級壓縮目的就是防止溫度增長太高）。

經壓縮后的溫度可由氣體絕熱方程算出。公式如下：

則絕熱壓縮時，壓縮終溫度為：

P153，例4-4(見左頁)2.多級壓縮的優(yōu)點

①節(jié)約壓縮功壓縮機壓縮過程接近絕熱壓縮，功耗大于等溫壓縮，若分為多段進行，段間冷卻移熱，則可節(jié)省部分壓縮功，段數越多，越接近等溫壓縮，功耗越少。（見左頁）②降低壓縮機出口溫度裂解氣重組分中的二烯烴易發(fā)生聚合，生成的聚合物沉積在壓縮器壓縮機內，嚴重危機操作的正常運行。而二烯烴的聚合速度與溫度有關，溫度越高，聚合速度越快。為了避免聚合現象的發(fā)生，必須控制每段壓縮后氣體溫度不高于100℃。

③可插入段間操作裂解氣經壓縮后可除去其中大部分的水分，減少干燥器體積和干燥劑用量，延長再生周期。同時還從裂解氣中分凝出部分水、C3及C3以上的重組分，減少進入深冷系統(tǒng)的負荷，節(jié)約了冷量。根據工藝要求（壓力）可在壓縮機各段間安排各種操作，如酸性氣體的脫除，前脫丙烷工藝流程中的脫丙烷塔等。3.多級壓縮工藝流程

以五段壓縮為例，該流程分為五段壓縮，段間用冷卻水進行冷卻，五段出口裂解氣經冷卻水冷卻后進洗苯塔脫除苯，以防止在深冷分離系統(tǒng)的低溫下凍結，除苯后的裂解器經冷卻后進裂解氣干燥器。在裂解氣壓縮機三段和四段之間設置酸性氣體脫除系統(tǒng)。段間凝液分兩部分處理，重組分經汽油汽提塔汽提后獲得裂解汽油餾分；輕組分經凝液汽提塔汽提后獲得C3及C3以輕烴凝液，送至分離單元脫丙烷塔系統(tǒng)。（流程見左頁）二.裂解氣的制冷系統(tǒng)深冷分離過程需要制冷劑制冷降溫，制冷是利用制冷劑壓縮和冷凝得到制冷劑液體，再在不同壓力下蒸發(fā)，來獲得不同溫度級位的冷凍過程（或說獲得冷量的過程）。1.制冷劑的選擇

常見的制冷劑都是易燃、易爆的，為了安全起見，不應在制冷系統(tǒng)中漏入空氣，即制冷循環(huán)應該在正壓下進行。這樣各制冷劑的常壓沸點就決定了它的最低蒸發(fā)溫度也就是制冷溫度。原則上沸點物質都可以作為制冷劑，實際則選用可以降低制冷裝置投資、運轉效率高、來源豐富、毒性小的制冷劑。對于乙烯裝置，選用丙烯和乙烯作為乙烯裝置制冷系統(tǒng)的制冷劑。在裝置開工初期尚無乙烯產品時，可用混合C2餾分暫時代替乙烯作為制冷劑。待生產合格乙烯后逐步置換為乙烯。丙烯常壓沸點為-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；甲烷常壓沸點為-165.5℃，可作為-120~165℃溫度級的制冷劑。2.節(jié)流膨脹制冷

高壓低溫的氣體迅速通過節(jié)流閥泄壓膨脹，由過程進行的非�？�，來不及與外界進行熱交換，膨脹所需要的能量只有取自氣體本身（內能）。這樣就使其溫度下降，這種過程就叫做節(jié)流膨脹制冷，溫度下降值叫節(jié)流效應。液體節(jié)流必須有部分汽化。節(jié)流前溫度越低、壓力越高，節(jié)流效果越好。

一般氣體在常溫或低溫及中等壓力下均可節(jié)流降溫，而氫氣只有在193K（-80℃）以下節(jié)流才降溫，而在193K以上節(jié)流不僅不降溫，反而升溫，此溫度叫氫氣的倒轉溫度，每種氣體都有一個倒轉溫度。3.冷凍循環(huán)制冷

（1）冷凍循環(huán)制冷原理

如圖所示（左頁）為氨冷凍循環(huán)制冷的示意圖。其中包括液氨的蒸發(fā)、氣態(tài)氨的壓縮、氣態(tài)氨的冷凝、液氨的節(jié)流四個過程，能獲得-30℃左右的低溫。

（2）乙烯-丙烯復疊制冷在乙烯廠中廣泛采用復疊制冷循環(huán)實現深冷目的。以丙烯為制冷劑構成的蒸汽壓縮循環(huán)系統(tǒng)中，其冷凝溫度可采用38~42℃的環(huán)境溫度（冷卻水冷或空冷）。但是丙烯的蒸發(fā)溫度-45℃，及只可以獲得-45℃左右的低溫條件。以乙烯為制冷劑的蒸汽壓縮制冷循環(huán)中，乙烯制冷劑可以獲得-102℃的低溫，但是由于受乙烯臨界點的控制，其冷凝溫度必須低于臨界溫度（9.9℃），因此，乙烯蒸汽壓縮制冷循環(huán)中的冷凝劑需要使用制冷劑進行冷卻。（工藝圖見左頁）（3）甲烷-乙烯-丙烯復疊制冷乙烯制冷劑不能達到-102℃的制冷溫度，為了制取更低溫度級的冷量，尚需選用沸點更低的制冷劑。如選用甲烷做制冷劑，可以制取-160℃溫度級的冷量，但是隨著常壓沸點的降低，其臨界溫度也降低。甲烷的臨界溫度為-82.5℃。此時，需要以乙烯為制冷劑為其制冷器提供冷量。（流程見左頁）

總結：復疊制冷循環(huán)是能耗較低的深冷制冷循環(huán)，復疊制冷循環(huán)的主要缺陷是制冷機組多，又需有存儲制冷劑的設施，相對投資較大，操作復雜。而在乙烯裝置中，所需制冷溫度的等級多，所需制冷劑又是乙烯裝置的產品。存儲設施完善，加上復疊制冷循環(huán)能耗低，因此，在乙烯裝置中仍然廣泛采用復疊制冷循環(huán)。（4）多級壓縮制冷循環(huán)

單級壓縮制冷循環(huán)只能提供一種溫度的冷量，即蒸發(fā)器的蒸發(fā)溫度，這樣不利于冷量的合理利用。為了降低冷量的消耗，制冷系統(tǒng)應該提供多個溫度級別的冷量，以適應不同冷卻深度的要求。在多級節(jié)流多級壓縮制冷循環(huán)的基礎上，在不同壓力等級設置蒸發(fā)器，形成多級節(jié)流多級壓縮多級蒸發(fā)的制冷循環(huán)，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。（流程見左頁）5.熱泵所謂熱泵是通過做功將低溫熱源的熱量傳送給高溫熱源的供熱系統(tǒng)（或者說將精餾塔頂移出的熱量傳導精餾塔底的裝置）。顯然，熱泵也是采用制冷循環(huán)，利用制冷循環(huán)在制取冷量的同時進行供熱。

在單級蒸汽壓縮制冷循環(huán)中，通過壓縮機做功將低溫熱源（蒸發(fā)器）的熱量傳送到高溫熱源（冷凝器），此時，如僅以制取冷量為目的，則稱之為制冷機。如果在此循環(huán)中作為加熱器使用，利用制冷劑供熱則可稱此制冷循環(huán)為熱泵。用氣相冷劑進行加熱，不僅節(jié)省了壓縮功，而且相應減少冷凝器熱負荷，在能量利用方面是合理的。

熱泵又分為閉式熱泵和開式熱泵，經常在精餾塔上應用。所謂閉式熱泵是指冷凍循環(huán)介質與塔中物料自成系統(tǒng)，沒有物料上的接觸與溝通；開式熱泵是指塔中的物料即為冷凍循環(huán)介質，其中塔頂物料為冷凍循環(huán)介質的叫A型開式熱泵，塔底物料為冷凍循環(huán)介質的叫B型開式熱泵。（工藝圖見左頁）

第七節(jié)裂解氣的精餾與分離一.分離流程的組織

1.裂解氣的組成與分離要求

裂解氣中除了目的產品乙烯、丙烯外，還有一些副產品和少量雜質。為了得到和個的分離產品，可利用各組分沸點的不同，在加壓低溫條件下進行精餾分離過程，獲得合格的乙烯、丙烯產品。同時在精餾分離的過程中采用吸收、吸附或化學反應的方法脫除裂解氣中的水分、酸性氣體（CO2,H2S）、CO、炔烴等雜質（前面以介紹）。因此，裂解氣的分離過程主要由精餾分離系統(tǒng)、壓縮和制冷系統(tǒng)、凈化系統(tǒng)所組成。不同精餾分離方案和凈化分離方案就組成了不同的裂解氣分離流程。而裂解氣的分離要主要取決于對產品的進一步加工要求或產品的用途。

2.裂解氣分離方法簡介

（1）油吸收分離利用C3（丙烯、丙烷）、C4（丁烯、丁烷）作為吸收劑，將裂解氣中除了H2、CH4以外的其他組分全部吸收下來，然后根據各組分的相對揮發(fā)度不同，將其一一分開。此法得到的烯烴純度低，操作費用高（動力消耗大），一般適用于小規(guī)模，操作溫度高（-70℃左右），可節(jié)省大量的的耐低溫鋼材和冷量。

（2）深冷分離工業(yè)上一般將冷凍溫度在-100℃以下的操作叫做深冷，深冷溫度在-100℃與-50℃之間的操作叫做中冷，冷凍溫度在-50℃以上的操作叫做淺冷。深冷分離是將裂解氣冷卻到-100℃以下，此時裂解氣中除了H2、CH4以外的其他組分全部被冷凝下來，然后在根據揮發(fā)度的不同，將其一一分開。優(yōu)點是烯烴純度高、效率高，是目前裂解氣分離中最主要的方法。

此外還有中冷分離、淺冷分離、分子篩吸附分離、絡合分離、半透膜分離等分離方法。3.深冷分離的主要設備

⑴脫甲烷塔將H2、CH4與C2及比C2更重的組分分開的塔；

⑵脫乙烷塔將C2及比C2更輕的組分與C3及比C3更重的組分分開的塔；⑶脫丙烷塔將C3及比C3更輕的組分與C4及比C4更重的組分分開的塔；⑷脫丁烷塔將C4及比C4更輕的組分與C5及比C5更重的組分分開的塔；⑸乙烯精餾塔將乙烯與乙烷分開的塔；⑹丙烯精餾塔將丙烯與丙烷分開的塔；

⑺冷箱在脫甲烷系統(tǒng)中，有些換熱器、冷凝器、節(jié)流閥等溫度很低，為了防止散冷，減少與環(huán)境接觸的表面積，將這些冷設備集裝成箱，此箱即為冷箱。其作用是用于回收乙烯、分出的甲烷和氫氣。

冷箱在脫甲烷塔之前的工藝（流程）叫做前冷工藝（流程），也叫做前脫氫工藝（流程）；冷箱在脫甲烷塔之后的工藝（流程）叫后冷工藝，也叫做后脫氫工藝（流程）。4.深冷分離流程

（1）三種典型流程在分離過程中，裂解氣各組分的揮發(fā)度是關鍵。①順序深冷分離流程123型

裂解氣經過一至三級壓縮進入堿洗裝置，脫除酸性氣體后又回到裂解氣壓縮工段的四至五級壓縮，從五級壓縮出來的裂解氣進入分子篩干燥罐脫水，脫水后的裂解氣進入冷箱分離出幾股分別進入脫甲烷塔不同位置。脫甲烷塔塔頂脫去C1及H2，塔底C2及C2以上組分去脫乙烷塔，脫乙烷塔塔頂出來的C2餾分先加氫脫炔，出去C2H2并除去綠油后去乙烯精餾塔，從乙烯精餾塔側線得到聚合級乙烯。脫乙烷塔塔底C3及比C3重的組分去脫丙烷塔，同理先從塔頂餾分中分離出C3H4并脫除綠油后再進入丙烯精餾塔，得到聚合級和化學級丙烯。C4及C4以上重的餾分去脫丁烷塔，塔頂得到混合C4而塔底得到C5及C5以上餾分。②前脫乙烷深冷分離流程213型③前脫丙烷深冷分離流程312型

根據冷箱和加氫的位置不同，也可以分為后冷后加氫流程，后冷前加氫流程，前冷前加氫流程，前冷后加氫流程。前冷后加氫順序深冷分離流程（見左頁）總結：以上三種典型流程的相同點一均采用了先易后難的分離順序，即先分開不同碳原子數的烴（相對揮發(fā)度較大），再分開相同碳原子數的烷烴和烯烴（乙烯與乙烷的相對揮發(fā)度較小，丙烯與丙烷的相對揮發(fā)度很小，難于分離）；二是均將產品塔（乙烯塔、丙烯塔）并聯置于流程最后，這樣物料中組分接近二元系統(tǒng)，物料簡單，可以確保這兩個主要產品的純度，同時也可以減少分離損失，提高烯烴收率。不同點是加氫脫炔的位置不同，流程排列順序不同，冷箱位置不同。

二.分離流程中的主要評價指標

1.乙烯回收率乙烯回收率高低對工廠的經濟性有很大影響，是評價分離裝置是否先進的一項重要技術經濟指標。乙烯損失主要有以下四處:

①冷箱尾氣中帶出乙烯，占乙烯總量的2.25%(最多);②乙烯塔釜液乙烷中帶出乙烯;

③脫乙烷塔釜液C3餾分中帶出乙烯;④壓縮段間凝液帶出乙烯。

正常操作下后三項的損失是難免的，且損失量也少，因此影響乙烯回收率高低的關鍵是尾氣帶出乙烯損失。

2.能量的綜合利用水平

能量綜合利用決定了單位產品(乙烯、丙烯)所需要的能耗，為此要針對主要能耗設備加以分析，不斷改進，降低能耗。深冷分離系統(tǒng)中冷量消耗分配:脫甲烷塔(52%)，乙烯精餾塔(36%)，脫乙烷塔(9%)，其余塔(3%)。三.脫甲烷塔系統(tǒng)

包括2部分，第一部分是進料的預冷，第二部分是脫甲烷塔。在順序分離中，進入脫甲烷塔系統(tǒng)的裂解氣除氫氣，甲烷外，還有C2至C5以上的各種烴類。深冷分離的目的就是為了將氫氣，甲烷和其他組分從裂解氣中逐一分離，從而獲得高純度的乙烯，丙烯等產品。為了達到此目的，并減少乙烯在甲烷中的損失，同時盡可能多地回收冷量，在脫甲烷塔系統(tǒng)設置了冷箱。前冷和后冷。

脫除裂解氣中的氫氣和甲烷是裂解氣分離裝置中投資最大，能耗最多的環(huán)節(jié)。其冷凍功耗占全裝置冷凍功耗的50%以上。

對于脫甲烷塔而言，其輕關鍵組分為甲烷，重關鍵組分為乙烯。塔頂分離出的甲烷輕餾分中乙烯含量盡可能低，以保證乙烯的回收率，而塔釜產品則應使甲烷含量盡可能低，以確保乙烯產品質量。

1.脫甲烷塔操作溫度和操作壓力

脫甲烷塔的操作溫度和操作壓力取決于裂解氣組成和乙烯回收率。塔頂溫度隨塔壓降低而降低，如要進一步提高乙烯收率，則相同條件下所需塔頂溫度尚需相應下降。為了避免采用過低的制冷溫度，應盡可能采用較高的操作壓力，但隨著操作壓力的提高，甲烷對乙烯的相對揮發(fā)度減少，當壓力達到4.4MPa時，塔釜二者的相對揮發(fā)度接近1，難于進行甲烷和乙烯的分離，因此，脫甲烷塔操作壓力必須低于此臨界壓力。

雖然降低操作壓力需要降低塔頂回流溫度，但由于相對揮發(fā)度提高，在相同塔板數下，所需的回流比降低，相比之下，降低塔壓有可能降低能量消耗。高壓脫甲烷塔:3.0-3.2MPa;中壓脫甲烷塔:1.05-1.25MPa;低壓脫甲烷塔:0.6-0.7MPa。

目前大型裝置逐漸采用低壓法，但是由于操作溫度低，設備材質要求高，增加了甲烷制冷系統(tǒng)，投資可能增大，且操作復雜。2.原料氣中(H2/CH4)摩爾比的影響

若進料中摩爾比增大，要保持乙烯回收率不變，則需要降低塔頂操作溫度。3.前冷工藝和后冷工藝

第六章芳烴轉化及芳烴衍生物第一節(jié)概述

芳烴是含有苯環(huán)結構的碳氫化合物的總稱，是有機化工過程的重要原料，包括單環(huán)芳烴、多環(huán)芳烴及稠環(huán)芳烴。單環(huán)芳烴只含一個苯環(huán)，如苯、甲苯、乙苯、二甲苯、異丙苯、十二烷基苯等。多環(huán)芳烴是由兩個或兩個以上苯環(huán)(苯環(huán)上沒有兩環(huán)共用的碳原子)組成的，他們之間是以單鍵或通過碳原子相連，如聯苯、三苯甲烷等。稠環(huán)芳烴是由兩個或兩個以上的苯環(huán)通過稠合(兩個苯環(huán)共用一對碳原子)而形成的稠環(huán)烴，其中至少一個是苯環(huán)，如萘、蒽、菲等。

芳烴中最重要的產品是苯、二甲苯其次是甲苯，乙苯，苯乙烯，異丙苯。苯及其相對分子質量較小的同系物是易燃液體，不溶于水，密度比水小;多環(huán)芳烴及稠環(huán)芳烴是晶狀固體。芳烴均有毒性，其中苯對中樞神經及血液的作用最強，稠環(huán)芳烴有致癌作用。芳烴是有機化工的重要基礎原料，特別是單環(huán)芳烴，如苯和二甲苯是制造多種合成樹脂，合成橡膠，合成纖維的原料;甲苯可以轉化為二甲苯和和苯;高級烷基苯是制造表面活性劑的重要原料。芳烴辛烷值較高，用催化重整等方法增加輕質餾分油中的芳烴含量，對提高汽油的抗暴性具有重要意義。

目前我國芳烴的生產裝置主要采用煉油廠的催化重整裝置，石油化工廠的乙烯裂解汽油和芳烴生產聯合裝置以及焦化裝置等。一.芳烴的來源與生產方法(一)煤焦化的副產品

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