CN115725327A - 一种蒸汽热裂解产乙烯的系统及方法 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种蒸汽热裂解产乙烯的系统及方法，属于乙烯生产技术领域。本发明公开的蒸汽热裂解产乙烯的系统包括芳烃抽提装置和乙烯裂解装置，本发明通过设置并联的抽提塔，将石脑油、常压柴油经过油品抽提装置萃取分离得到抽余石脑油、抽余常压柴油，并作为裂解原料进入到裂解炉中进行蒸汽热裂解反应。在保持相同进料的条件下提升乙烯产量，本发明可应用于商业化大规模工业生产乙烯产品中。
Description
技术领域
本发明属于乙烯生产技术领域，具体涉及一种采用石脑油NAP抽余油、常压柴油AGO抽余油作为优质裂解原料，通过蒸汽热裂解制备乙烯产量的系统及方法。
背景技术
蒸汽热裂解工艺是采用乙烷、丙烷、LPG等气相馏分或者石脑油、常压柴油、加氢尾油等液相馏分作为裂解原料生产乙烯、丙烯、丁二烯等烯烃产品和苯、甲苯、二甲苯等芳烃产品的石油化工工艺。在此基础上，利用乙烯等进一步生产合成树脂、合成橡胶、合成纤维三大类产品。
随着蒸汽热裂解工艺的技术进步，不断出现优化裂解原料尤其是石脑油、常压柴油的研究报道。专利申请号为CN201110425362.1的发明专利公开了一种优化石脑油的工艺方法及装置，其采用萃取法，利用复合溶剂将石脑油分成富含烷烃的抽余油和富含环烷烃和芳烃的抽出油，再用精馏方法，将抽出油与所用的萃取剂进行分离；分离净化后的抽余油作为裂解原料进入乙烯裂解装置裂解，抽出油作为重整原料进入催化重整装置重整。但是该专利仅仅公开了石脑油萃取分离技术、抽余油富含烷烃以及抽出油富含环烷烃和芳烃的技术方案，对如何进一步提高乙烯产量没有具体阐述。
专利申请号CN201310098647.8的发明专利公开了一种液液抽提分离柴油中芳烃的装置和方法，公开了包括液液抽提塔、抽余油水洗塔和溶剂回收塔，所述的液液抽提塔上部分的直径D1与下部分的直径D2的比为0.5～0.9，液液抽提塔下部设置原料进料管线，上部设置抽提溶剂进料管线，顶部的抽余油管线与抽余油水洗塔的底部相连，液液抽提塔底部的抽出液管线与溶剂回收塔相连，抽余油水洗塔顶部设有产品排出管线，底部设有排水管线。该装置用于液液抽提分离柴油中的芳烃，配合适当溶剂和助溶剂，可生产高十六烷值的柴油，并得到低烷烃含量的芳烃。但是该专利仅仅公开了柴油抽提分离得到高十六烷值的抽余柴油和低烷烃含量高芳烃含量的抽出柴油的技术方案。存在萃取分离品种单一，大型工业规模抽提装置数据缺失，抽余油仅仅富含烷烃，未生成具有针对性的抽余石脑油、抽余柴油作为乙烯裂解原料得到裂解产品分布的数据。
发明内容
发明目的：本发明要解决的技术问题是提供一种采用石脑油NAP抽余油、常压柴油AGO抽余油作为优质裂解原料的蒸汽热裂解产乙烯的系统，以解决现有技术中乙烯产量低的问题。
本发明还要解决的技术问题是提供利用蒸汽热裂解产乙烯的系统制备乙烯的方法。
技术方案：为解决上述技术问题，本发明采用如下技术方案：
一种蒸汽热裂解产乙烯的系统，包括芳烃抽提装置、乙烯裂解装置；
所述的芳烃抽提装置包括：抽提单元、汽提塔、纯化塔；
所述的乙烯裂解装置包括：裂解单元、急冷单元、压缩单元、冷分离单元、热分离单元；
所述抽提单元为若干并联的抽提塔，所述抽提塔的数量为1～8个；
所述抽提单元的塔釜出料口与汽提塔的进料口连接，所述汽提塔塔釜出料口与抽提单元的塔顶进料口之间设有回流管，所述抽提单元塔顶的出料口与纯化塔的进料口连接，纯化塔塔顶的出料口与裂解单元的进料口连接，所述的裂解单元、急冷单元、压缩单元、冷分离单元、热分离单元依次连接。
其中，乙烯裂解装置公称能力11.5～300万吨/年，年加工时数8000小时，操作弹性60～115％；
其中，芳烃抽提装置公称能力40～1200万吨/年，年加工时数8400小时，操作弹性60～115％；
其中，抽提塔操作压力为0.15～0.35MPaA，操作温度为60～80℃，汽提塔操作压力为0.15～0.35MPaA，操作温度为140～160℃，纯化塔操作压力为0.15～0.35MPaA，操作温度为50～70℃。
其中，裂解单元中，以石脑油为原料，蒸汽热裂解反应温度为825～865℃，反应压力为0.14～0.22MPaA，稀释蒸汽质量比为DS：HC＝0.45～0.60：1.00；以常压柴油为原料，蒸汽裂解反应温度为785～825℃，反应压力为0.14～0.22MPaA，稀释蒸汽质量比为DS：HC＝0.65～0.80：1.00。
其中，急冷单元中，急冷油塔的操作压力为0.12～0.20MPaA，塔顶操作温度为101～121℃，塔底操作温度为175～235℃。
其中，压缩单元中，裂解气压缩机一段入口压力为0.10～0.18MPaA，五段出口压力为3.60～4.20MPaA。
其中，冷分离单元中，乙烯精馏塔的操作压力为1.70～2.40MPaA，塔顶操作温度为-38～-22℃，塔底操作温度为-12～0℃，塔顶流出聚合级乙烯产品。
其中，热分离单元中，丙烯精馏塔的操作压力为1.70～2.00MPaA，塔顶操作温度为40～48℃，塔底操作温度为48～60℃，塔顶流出聚合级丙烯产品。
利用上述蒸汽热裂解产乙烯的系统制备乙烯的方法，包括如下步骤：
(1)含芳油品分为N路，分别从抽提塔的塔釜进料口进入N台并联的抽提塔，通过流量检测器和流量调节阀控制含芳油品的流量，保证每路含芳油品流量均匀，而且每路流量是总含芳油品流量的1/N。
含芳油品溶剂从抽提塔的塔顶进入抽提塔，油品密度小于溶剂密度，油品从下至上，溶剂从上至下，油品与溶剂之间为逆流流动，经过“油相-溶剂相”的充分液液接触，发生二相传质过程，含芳油品中夹带的芳烃被溶剂萃取脱除到溶剂中，富芳溶剂从抽提塔的塔釜出料口进入汽提塔；
(2)在汽提塔中，通过蒸汽汽提，芳烃与溶剂分离，汽提塔塔釜流出贫芳溶剂返回抽提塔，贫芳溶剂分为N路，分别进入N台并联的抽提塔塔顶，每路贫芳溶剂设置流量检测器和流量调节阀控制流量，以保证每路贫芳溶剂流量均匀，而且每路流量是总贫芳溶剂流量的1/N。汽提塔塔顶流出富芳抽出油送出界外；
每路含芳油品流量信号汇总与每路贫芳溶剂流量信号汇总并耦合对应的流量调节阀以控制流量，从而保证每路含芳油品流量与每路贫芳溶剂流量呈一定的比例关系，而且贫芳溶剂流量与含芳油品流量的质量比为3.0～4.0。
(3)脱除芳烃的油品从抽提塔塔顶流出，成为含杂抽余油进入纯化塔塔釜，纯化液从纯化塔塔顶进入纯化塔，在纯化塔中，含杂抽余油与纯化液之间为逆流流动，经过“油相-水相”的充分液液接触，发生二相传质过程，含杂抽余油中夹带的杂质被纯化液萃取脱除到纯化液中，纯化塔塔釜流出的含杂纯化液成为纯化废液送出界外；
(4)纯化塔塔顶流出不含杂质的裂解抽余油进入裂解单元进行蒸汽热裂解反应，生成乙烯、丙烯、丁二烯、苯、甲苯、二甲苯等基本有机化工产品，然后经过急冷单元、压缩单元、冷分离单元、热分离单元分离处理，得到氢气、甲烷、丙烯、裂解碳四、乙烯、裂解汽油、裂解焦油送出界外。
步骤(1)中，所述的含芳油品为石脑油或常压柴油。
所述石脑油馏程为30～220℃，主要成分为碳原子数C5～C12混合烃，是一种轻质油品，由烷烃、烯烃、环烷烃、芳烃组成；抽余石脑油馏程为30～220℃，主要成分为碳原子数C5～C12混合烃，是一种经过芳烃抽提得到的轻质油品，由烷烃、烯烃、环烷烃组成，几乎不含芳烃。当步骤(1)以石脑油为原料的时候，步骤(4)纯化塔塔顶得到的裂解抽余油即为抽余石脑油。
所述常压柴油馏程为130～410℃，主要成分为碳原子数C10～C22混合烃，是经过常压蒸馏得到的重质油品，由烷烃、烯烃、环烷烃、芳烃组成；抽余常压柴油馏程为130～410℃，主要成分为碳原子数C10～C22混合烃，是经过常压蒸馏、芳烃抽提得到的重质油品，由烷烃、烯烃、环烷烃组成，几乎不含芳烃。当步骤(1)以常压柴油为原料的时候，步骤(4)纯化塔塔顶得到的裂解抽余油即为抽余常压柴油。
步骤(3)中，所述的纯化液为：纯净水、脱盐水、浓度为1.0～5.0wt％氢氧化钠溶液、浓度为0.1～0.8wt％盐酸溶液或浓度为0.1～0.8wt％硫酸溶液。
有益效果：
本发明公开了一种蒸汽裂解产乙烯的系统及方法，本发明在乙烯裂解装置之前设置油品抽提装置，将石脑油、常压柴油经过超大型工业规模油品抽提装置萃取分离得到抽余石脑油、抽余常压柴油，并将抽余石脑油、抽余常压柴油作为优质裂解原料进入蒸汽裂解装置乙烯裂解炉中进行蒸汽热裂解反应，生成乙烯、丙烯、丁二烯、苯、甲苯、二甲苯等基本有机化工产品。在保持相同裂解原料进料的条件下，本发明乙烯裂解装置的乙烯产量比现有技术提高11％～17％，取得了较好的技术效果。
附图说明
图1本发明提高蒸汽裂解装置的结构示意图。
图1中A1为第一抽提塔、A2为第二抽提塔、A3为第三抽提塔、B1为纯化塔、B2为汽提塔、C1为裂解单元、C2为急冷单元、C3为压缩单元、C4为冷分离单元、C5为热分离单元。
101为纯化液、102为含芳油品、201为纯化废液、202为富芳抽出油、203为含杂抽余油、204为富芳溶剂、205为贫芳溶剂、301为氢气、302为甲烷、303为丙烯、304为裂解碳四、305为乙烯、306为裂解汽油、307为裂解焦油。
具体实施方式
下面结合实施例对本发明作进一步详细的描述，但本发明的实施方式不限于此。
本发明的工艺流程如下：
以并联抽提塔数量N＝3台为例，来自界外的含芳油品(102)一分为三进入第一抽提塔(A1)、第二抽提塔(A2)、第三抽提塔(A3)塔釜，贫芳溶剂(205)一分为三进入抽提塔(A1)、抽提塔(A2)、抽提塔(A3)塔顶。在抽提塔(A1)、抽提塔(A2)、抽提塔(A3)中，油品密度小于溶剂密度，油品从下至上，溶剂从上至下，油品与溶剂之间为逆流流动，经过“油相-溶剂相”的充分液液接触，发生二相传质过程，含芳油品中夹带的芳烃被溶剂萃取脱除到溶剂中。溶剂从抽提塔(A1)、抽提塔(A2)、抽提塔(A3)塔釜流出三合为一成为富芳溶剂(204)进入汽提塔(B2)。在汽提塔(B2)中，通过蒸汽汽提，芳烃与溶剂分离，汽提塔塔釜流出贫芳溶剂(205)返回抽提塔，汽提塔塔顶流出含杂抽余油(202)送出界外。脱除芳烃的油品从抽提塔(A1)、抽提塔(A2)、抽提塔(A3)塔顶流出三合为一成为含杂抽余油(203)进入纯化塔(B1)塔釜，来自界外的纯化液(101)进入纯化塔(B1)塔顶。在纯化塔(B1)中，含杂抽余油与纯化液之间为逆流流动，经过“油相-水相”的充分液液接触，发生二相传质过程，含杂抽余油中夹带的杂质被纯化液萃取脱除到纯化液中，纯化塔塔釜流出的含杂纯化液成为纯化废液(201)送出界外。纯化塔塔顶流出不含杂质的裂解抽余油(206)进入裂解单元(C1)进行蒸汽热裂解反应，生成乙烯、丙烯、丁二烯、苯、甲苯、二甲苯等基本有机化工产品，然后经过急冷单元(C2)、压缩单元(C3)、冷分离单元(C4)、热分离单元(C5)分离处理，得到氢气(301)、甲烷(302)、丙烯(303)、裂解碳四(304)、乙烯(305)、裂解汽油(306)、裂解焦油(307)送出界外。
对比例1：
现有技术公称能力为11.5万吨/年乙烯裂解装置采用石脑油作为裂解原料，石脑油消耗量为35.21万吨/年，乙烯产量为11.50万吨/年。
实施例1：
如图1所示工艺流程，本实施例涉及一种提高蒸汽裂解装置乙烯产量的方法，公称能力为11.5万吨/年乙烯裂解装置，年加工时数8000小时，操作弹性100％，采用抽余石脑油作为裂解原料，裂解单元(C1)中的乙烯裂解炉抽余石脑油原料蒸汽热裂解反应温度为835℃，反应压力为0.16MPaA，稀释蒸汽质量比为DS：HC＝0.50：1.00。芳烃抽提装置公称能力为40万吨/年，年加工时数8400小时，操作弹性100％，抽提塔操作压力为0.19MPaA，操作温度为66℃，汽提塔操作压力为0.19MPaA，操作温度为148℃，纯化塔操作压力为0.19MPaA，操作温度为54℃，设置抽提塔N＝1台，设备尺寸为Φ4400×44000，工程设计余量5.12％，纯化液(101)为纯净水。由此抽余石脑油消耗量为35.21万吨/年，乙烯产量为12.83万吨/年，净增乙烯产量1.33万吨/年，取得了较好的技术效果。
对比例2：
现有技术公称能力为100万吨/年乙烯裂解装置采用石脑油作为裂解原料，石脑油消耗量为306.18万吨/年，乙烯产量为100.00万吨/年。
实施例2：
如图1所示工艺流程，本实施例涉及一种提高蒸汽裂解装置乙烯产量的方法，公称能力为100万吨/年乙烯裂解装置，年加工时数8000小时，操作弹性60％，采用抽余石脑油作为裂解原料，裂解单元(C1)中的乙烯裂解炉抽余石脑油原料蒸汽热裂解反应温度为825℃，反应压力为0.14MPaA，稀释蒸汽质量比为DS：HC＝0.45：1.00。芳烃抽提装置公称能力为400万吨/年，年加工时数8400小时，操作弹性60％，抽提塔操作压力为0.15MPaA，操作温度为60℃，汽提塔操作压力为0.15MPaA，操作温度为140℃，纯化塔操作压力为0.15MPaA，操作温度为50℃。设置并联抽提塔N＝3台，设备尺寸为Φ7400×48000，工程设计余量2.58％，纯化液(101)为脱盐水。由此抽余石脑油消耗量为306.18万吨/年，乙烯产量为111.57万吨/年，净增乙烯产量11.57万吨/年，取得了较好的技术效果。
对比例3：
现有技术公称能力为150万吨/年乙烯裂解装置采用石脑油作为裂解原料，石脑油消耗量为459.28万吨/年，乙烯产量为150.00万吨/年。
实施例3：
如图1所示工艺流程，本实施例涉及一种提高蒸汽裂解装置乙烯产量的方法，公称能力为150万吨/年乙烯裂解装置，年加工时数8000小时，操作弹性100％，采用抽余石脑油作为裂解原料，裂解单元(C1)中的乙烯裂解炉抽余石脑油原料蒸汽热裂解反应温度为840℃，反应压力为0.17MPaA，稀释蒸汽质量比为DS：HC＝0.49：1.00。芳烃抽提装置公称能力为600万吨/年，年加工时数8400小时，操作弹性100％，抽提塔操作压力为0.24MPaA，操作温度为70℃，汽提塔操作压力为0.24MPaA，操作温度为150℃，纯化塔操作压力为0.24MPaA，操作温度为60℃。设置并联抽提塔N＝4台，设备尺寸为Φ7800×50000，工程设计余量1.30％，纯化液(101)为浓度1.0wt％氢氧化钠NaOH溶液。由此抽余石脑油消耗量为459.28万吨/年，乙烯产量为167.36万吨/年，净增乙烯产量17.36万吨/年，取得了较好的技术效果。
对比例4：
现有技术公称能力为180万吨/年乙烯裂解装置采用石脑油作为裂解原料，石脑油消耗量为551.13万吨/年，乙烯产量为180.00万吨/年。
实施例4：
如图1所示工艺流程，本实施例涉及一种提高蒸汽裂解装置乙烯产量的方法，公称能力为180万吨/年乙烯裂解装置，年加工时数8000小时，操作弹性100％，采用抽余石脑油作为裂解原料，裂解单元(C1)中的乙烯裂解炉抽余石脑油原料蒸汽热裂解反应温度为850℃，反应压力为0.20MPaA，稀释蒸汽质量比为DS：HC＝0.52：1.00。芳烃抽提装置公称能力为720万吨/年，年加工时数8400小时，操作弹性100％，抽提塔操作压力为0.28MPaA，操作温度为71℃，汽提塔操作压力为0.28MPaA，操作温度为153℃，纯化塔操作压力为0.28MPaA，操作温度为62℃。设置并联抽提塔N＝5台，设备尺寸为Φ7800×50000，工程设计余量5.52％，纯化液(101)为浓度5.0wt％氢氧化钠NaOH溶液。由此抽余石脑油消耗量为551.13万吨/年，乙烯产量为200.83万吨/年，净增乙烯产量20.83万吨/年，取得了较好的技术效果。
对比例5：
现有技术公称能力为300万吨/年乙烯裂解装置，设置乙烯裂解双生产线，采用石脑油作为裂解原料，石脑油消耗量为918.55万吨/年，乙烯产量为300.00万吨/年。
实施例5：
如图1所示工艺流程，本实施例涉及一种提高蒸汽裂解装置乙烯产量的方法，公称能力为300万吨/年乙烯裂解装置，设置双生产线，年加工时数8000小时，操作弹性105％，采用抽余石脑油作为裂解原料，裂解单元(C1)中的乙烯裂解炉抽余石脑油原料蒸汽热裂解反应温度为831℃，反应压力为0.16MPaA，稀释蒸汽质量比为DS：HC＝0.48：1.00。芳烃抽提装置公称能力为1200万吨/年，年加工时数8400小时，操作弹性105％，抽提塔操作压力为0.16MPaA，操作温度为62℃，汽提塔操作压力为0.16MPaA，操作温度为144℃，纯化塔操作压力为0.16MPaA，操作温度为52℃。设置并联抽提塔N＝8台，设备尺寸为Φ7800×50000，工程设计余量1.30％，纯化液(101)为浓度2.2wt％氢氧化钠NaOH溶液。由此抽余石脑油消耗量为918.55万吨/年，乙烯产量为334.72万吨/年，净增乙烯产量34.72万吨/年，取得了较好的技术效果。
对比例6：
现有技术公称能力为11.5万吨/年乙烯裂解装置采用常压柴油作为裂解原料，常压柴油消耗量为44.04万吨/年，乙烯产量为11.50万吨/年。
实施例6：
如图1所示工艺流程，本实施例涉及一种提高蒸汽裂解装置乙烯产量的方法，公称能力为11.5万吨/年乙烯裂解装置，年加工时数8000小时，操作弹性100％，采用抽余常压柴油作为裂解原料，裂解单元(C1)中的乙烯裂解炉抽余常压柴油原料蒸汽裂解反应温度为790℃，反应压力为0.16MPaA，稀释蒸汽质量比为DS：HC＝0.66：1.00。芳烃抽提装置公称能力为40万吨/年，年加工时数8400小时，操作弹性100％，抽提塔操作压力为0.27MPaA，操作温度为75℃，汽提塔操作压力为0.27MPaA，操作温度为155℃，纯化塔操作压力为0.27MPaA，操作温度为65℃。设置抽提塔N＝1台，设备尺寸为Φ4400×44000，工程设计余量5.12％，纯化液(101)为浓度3.9wt％氢氧化钠NaOH溶液。由此抽余常压柴油消耗量为44.04万吨/年，乙烯产量为13.55万吨/年，净增乙烯产量2.05万吨/年，取得了较好的技术效果。
对比例7：
现有技术公称能力为100万吨/年乙烯裂解装置采用常压柴油作为裂解原料，常压柴油消耗量为383.00万吨/年，乙烯产量为100.00万吨/年。
实施例7：
如图1所示工艺流程，本实施例涉及一种提高蒸汽裂解装置乙烯产量的方法，公称能力为100万吨/年乙烯裂解装置，年加工时数8000小时，操作弹性115％，采用抽余常压柴油作为裂解原料，裂解单元(C1)中的乙烯裂解炉抽余常压柴油原料蒸汽裂解反应温度为825℃，反应压力为0.22MPaA，稀释蒸汽质量比为DS：HC＝0.80：1.00。芳烃抽提装置公称能力为400万吨/年，年加工时数8400小时，操作弹性115％，抽提塔操作压力为0.35MPaA，操作温度为80℃，汽提塔操作压力为0.35MPaA，操作温度为160℃，纯化塔操作压力为0.35MPaA，操作温度为70℃。设置并联抽提塔N＝3台，设备尺寸为Φ7400×48000，工程设计余量2.58％，纯化液(101)为浓度0.1wt％盐酸HCL溶液。由此抽余常压柴油消耗量为383.00万吨/年，乙烯产量为117.85万吨/年，净增乙烯产量17.85万吨/年，取得了较好的技术效果。
对比例8：
现有技术公称能力为150万吨/年乙烯裂解装置采用常压柴油作为裂解原料，常压柴油消耗量为574.49万吨/年，乙烯产量为150.00万吨/年。
实施例8：
如图1所示工艺流程，本实施例涉及一种提高蒸汽裂解装置乙烯产量的方法，公称能力为150万吨/年乙烯裂解装置，年加工时数8000小时，操作弹性100％，采用抽余常压柴油作为裂解原料，裂解单元(C1)中的乙烯裂解炉抽余常压柴油原料蒸汽裂解反应温度为805℃，反应压力为0.21MPaA，稀释蒸汽质量比为DS：HC＝0.77：1.00。芳烃抽提装置公称能力为600万吨/年，年加工时数8400小时，操作弹性100％，抽提塔操作压力为0.23MPaA，操作温度为69℃，汽提塔操作压力为0.23MPaA，操作温度为149℃，纯化塔操作压力为0.23MPaA，操作温度为59℃。设置并联抽提塔N＝4台，设备尺寸为Φ7800×50000，工程设计余量1.30％，纯化液(101)为浓度0.8wt％盐酸HCL溶液。由此抽余常压柴油消耗量为574.49万吨/年，乙烯产量为176.77万吨/年，净增乙烯产量26.77万吨/年，取得了较好的技术效果。
对比例9：
现有技术公称能力为180万吨/年乙烯裂解装置采用常压柴油作为裂解原料，常压柴油消耗量为689.39万吨/年，乙烯产量为180.00万吨/年。
实施例9：
如图1所示工艺流程，本实施例涉及一种提高蒸汽裂解装置乙烯产量的方法，公称能力为180万吨/年乙烯裂解装置，年加工时数8000小时，操作弹性100％，采用抽余常压柴油作为裂解原料，裂解单元(C1)中的乙烯裂解炉抽余常压柴油原料蒸汽裂解反应温度为805℃，反应压力为0.18MPaA，稀释蒸汽质量比为DS：HC＝0.72：1.00。芳烃抽提装置公称能力为720万吨/年，年加工时数8400小时，操作弹性100％，抽提塔操作压力为0.15～0.35MPaA，操作温度为60～80℃，汽提塔操作压力为0.15～0.35MPaA，操作温度为140～160℃，纯化塔操作压力为0.15～0.35MPaA，操作温度为50～70℃。设置并联抽提塔N＝5台，设备尺寸为Φ7800×50000，工程设计余量5.52％，纯化液(101)为浓度0.1wt％硫酸H2SO4溶液。由此抽余常压柴油消耗量为689.39万吨/年，乙烯产量为212.13万吨/年，净增乙烯产量32.13万吨/年，取得了较好的技术效果。
对比例10：
现有技术公称能力为300万吨/年乙烯裂解装置，设置乙烯裂解双生产线，采用常压柴油作为裂解原料，常压柴油消耗量为1148.99万吨/年，乙烯产量为300.00万吨/年。
实施例10：
如图1所示工艺流程，本实施例涉及一种提高蒸汽裂解装置乙烯产量的方法，公称能力为300万吨/年乙烯裂解装置，设置双生产线，年加工时数8000小时，操作弹性95％，采用抽余常压柴油作为裂解原料，裂解单元(C1)中的乙烯裂解炉抽余常压柴油原料蒸汽裂解反应温度为810℃，反应压力为0.20MPaA，稀释蒸汽质量比为DS：HC＝0.77：1.00。芳烃抽提装置公称能力为1200万吨/年，年加工时数8400小时，操作弹性95％，抽提塔操作压力为0.30MPaA，操作温度为75℃，汽提塔操作压力为0.30MPaA，操作温度为155℃，纯化塔操作压力为0.30MPaA，操作温度为65℃。设置并联抽提塔N＝8台，设备尺寸为Φ7800×50000，工程设计余量1.30％，纯化液(101)为浓度0.8wt％硫酸H2SO4溶液。由此抽余常压柴油消耗量为1148.99万吨/年，乙烯产量为353.54万吨/年，净增乙烯产量53.54万吨/年，取得了较好的技术效果。
Claims (9)
1.一种蒸汽热裂解产乙烯的系统，其特征在于：包括芳烃抽提装置和乙烯裂解装置；
所述的芳烃抽提装置包括：抽提单元、汽提塔(B2)、纯化塔(B1)；
所述的乙烯裂解装置包括：裂解单元(C1)、急冷单元(C2)、压缩单元(C3)、冷分离单元(C4)、热分离单元(C5)；
所述抽提单元为若干并联的抽提塔，并联数量N＝1～8台；
所述抽提单元的塔釜出料口与汽提塔(B2)的进料口连接，所述汽提塔(B2)塔釜出料口与抽提单元的塔顶进料口之间设有回流管，所述抽提单元塔顶的出料口与纯化塔(B1)的进料口连接，纯化塔(B1)塔顶的出料口与裂解单元(C1)的进料口连接，所述的裂解单元(C1)、急冷单元(C2)、压缩单元(C3)、冷分离单元(C4)、热分离单元(C5)依次连接。
2.利用权利要求1所述的蒸汽热裂解产乙烯的系统制备乙烯的方法，其特征在于，包括如下步骤：
(1)含芳油品从抽提塔的塔釜进料口进入抽提塔，溶剂从抽提塔的塔顶进入抽提塔，富芳溶剂从抽提塔的塔釜出料口进入汽提塔(B2)；溶剂为环丁砜、N-甲基吡咯烷酮中的一种，溶剂与含芳油品的质量比为3.0～4.0。
(2)汽提塔(B2)塔釜流出贫芳溶剂返回抽提塔，汽提塔塔顶流出富芳抽出油送出界外；
(3)脱除芳烃的油品从抽提塔塔顶流出，成为含杂抽余油进入纯化塔(B1)塔釜，纯化液从纯化塔(B1)塔顶进入纯化塔(B1)，纯化塔(B1)塔釜流出的含杂纯化液成为纯化废液送出界外；
(4)纯化塔(B1)塔顶流出不含杂质的裂解抽余油进入裂解单元(C1)进行蒸汽热裂解反应，再经过急冷单元(C2)、压缩单元(C3)、冷分离单元(C4)、热分离单元(C5)制备得到氢气、甲烷、丙烯、裂解碳四、乙烯、裂解汽油、裂解焦油送出界外。
3.根据权利要求2所述的利用权利要求1所述的蒸汽热裂解产乙烯的系统制备乙烯的方法，其特征在于：来自界外的含芳油品分为N路，分别进入N台并联的抽提塔塔釜，每路含芳油品设置流量检测器和流量调节阀控制流量，每路含芳油品流量均匀，而且每路流量是总含芳油品流量的1/N；
同样，贫芳溶剂分为N路，分别进入N台并联的抽提塔塔顶，每路贫芳溶剂设置流量检测器和流量调节阀控制流量，每路贫芳溶剂流量均匀，而且每路流量是总贫芳溶剂流量的1/N；
每路含芳油品流量信号汇总与每路贫芳溶剂流量信号汇总并耦合对应的流量调节阀以控制流量，贫芳溶剂流量与含芳油品流量的质量比为(3～4)：1。
4.根据权利要求2所述的利用蒸汽热裂解产乙烯的系统制备乙烯的方法，其特征在于，步骤(1)中，所述的含芳油品为石脑油或常压柴油。
5.根据权利要求4所述的利用蒸汽热裂解产乙烯的系统制备乙烯的方法，其特征在于，若以石脑油为原料，裂解单元(C1)中，蒸汽热裂解反应温度为825～865℃，反应压力为0.14～0.22MPaA，稀释蒸汽质量比为DS：HC＝0.45～0.60：1.00；
若以常压柴油为原料，裂解单元(C1)中，蒸汽裂解反应温度为785～825℃，反应压力为0.14～0.22MPaA，稀释蒸汽质量比为DS：HC＝0.65～0.80：1.00。
6.根据权利要求2所述的利用蒸汽热裂解产乙烯的系统制备乙烯的方法，其特征在于，步骤(1)中，所述抽提塔操作压力为0.15～0.35MPaA，操作温度为60～80℃。
7.根据权利要求2所述的利用蒸汽热裂解产乙烯的系统制备乙烯的方法，其特征在于，步骤(3)中，所述的纯化液为：纯净水、脱盐水、浓度为1.0～5.0wt％氢氧化钠溶液、浓度为0.1～0.8wt％盐酸溶液或浓度为0.1～0.8wt％硫酸溶液。
8.根据权利要求2所述的利用蒸汽热裂解产乙烯的系统制备乙烯的方法，其特征在于，汽提塔(B2)操作压力为0.15～0.35MPaA，操作温度为140～160℃。
9.根据权利要求2所述的利用蒸汽热裂解产乙烯的系统制备乙烯的方法，其特征在于，纯化塔(B1)操作压力为0.15～0.35MPaA，操作温度为50～70℃。
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