炼厂碳四作为乙烯裂解原料的开发现状
《化工中间体》2009年第05期
王淑兰(大庆化工研究中心,大庆,163714)
1前言
乙烯是石化工业的龙头产品,是生产有机原料的基础,目前约有75%的石油化工产品由乙烯生产,其生产规模、产量、技术都标志着一个国家石化工业的发展水平。美国、西欧和日本等发达国家和地区是世界乙烯的主要生产和消费国家或地区,同时也是乙烯生产技术的垄断国家和地区。近年来我国乙烯需求的快速增长为我国乙烯工业提供了新的发展机遇,随着乙烯产业的迅猛发展,裂解原料的开发和优化越来越被各大乙烯生产商所普遍重视。
据专家预计,到2010年我国乙烯当量市场缺口将达1120万顿,丙烯缺口达825万吨。目前,石脑油仍是世界上最主要的乙烯裂解原料。随着石脑游资源日渐短缺,寻找新的乙烯裂解原料,对乙烯生产是非常必要的。近年来,随着我国原油加工能力的迅速提高和乙烯产量的不断增加,作为石油化工副产品的碳四资源也在不断扩大,其生产总量已超过3.0MWa。目前,我国碳四烃在化工方面的利用率只有10%左右,而美国、日本和西欧等工业发达国家利用率已达到了60%~90%,可见我国碳四烃的化工利用率远远落后于发达国家水平,其中很大一部分作为燃料被烧掉。如何充分地、合理地利用碳四资源,发掘碳四产品的潜在价值,提高企业经济效益,已成为人们关注的焦点。
碳四产品用作乙烯原料,不仅可提高炼油厂的综合经济效益,而且还可大大缓解乙烯装置资源严重短缺的现状。仅大庆地区副产碳四的产量可达50~60万吨/年,如果将这部分碳四产品作为裂解装置的原料,可大大提高碳四产品的利用价值,这样即扩大了裂解装置的原料来源,又解决了碳四产品作液化气过过剩和出厂困难的问题。
在研究和应用方面具有现实的意义,炼厂碳四作裂解原料有广阔的发展前景。
2国内外以炼厂碳四为裂解原料的发展趋势
随着石油化工行业生产装置的不断新建和扩能,炼油厂碳四作为装置的液化气产品,其产量也不断增加。近年来世界各国均在它的合理利用问题上大做文章,总的指导思想是:利用碳四馏份中的高含量烯烃,通过催化裂解的方法以提高产品中的丙烯收率,同时回收一定量的乙烯产品。
乙烯收率指单位时间的乙烯产量与投料量之比,是乙烯裂解装置重要的经济技术指标之一。乙烯原料费用约占生产成本的70%以上,提高乙烯收率降低单位产品的原料消耗,能大幅度降低单位产品的成本。各企业都很重视提高乙烯收率,从而提升企业的竞争力。
目前国外已成功开发多种碳四回炼增产乙烯、丙烯的技术,如美国Arco.公司开发的Super flex工艺和德国lurge公司开发的Propylur工艺等。
Super flex工艺是由Arco.化学公司开发,并由Kellogg Brown& Root(KBR1公司独家拥有该技术的专利许可。Super flex是一项以生成丙烯帷幕的技术,它根据催化裂化原理,将低价值的烯烃物流转化为高价值的丙烯和乙烯。其理想的原料是:炼油厂或乙烯装置的混合c4或c5轻质裂化汽油(产自裂解装置、催化裂化、焦化或减粘装置)及费托合成或其他工艺的烯烃物流。主要产物是丙烯、乙烯和高芳烃含量的汽油物流。采用抽余碳四抽提丁二烯)进料,丙烯和乙烯产
率分别为48.2%和22.5%。采用FCC轻石脑油进料,丙烯和乙烯产率分别为40.1%和20.0%。Super flex技术拥有独立操作系统,可以作为独立部分存在且易于安装。
德国Lurgi公司开发了Propylur工艺,该工艺是一种将低价值烯烃C4/C5转化成乙烯和丙烯的催化裂化工艺。该工艺是在固定床反应器中采用ZSM一5沸石催化剂,在500℃和0.1-0.2MPa条件下运转,并加入蒸汽以提高反应的选择性,降低聚合物和焦垢的生成量。据称Propylur工艺能将蒸汽裂解装置产生的60%的C4/C5馏分直接转化成丙烯。
中国石油大学在固定床微型反应装置上考察碳四混合物的催化裂解行为,发现650oC时乙烯、丙烯的总产率接近40%。
由于炼厂和裂解抽余碳四中烯烃含量较高,特别是异丁烯(含量高达18~20%),国外在这股原料的热裂解性能研究尚未见报道。
扬子石化公司研究院和兰州石化公司研究院在碳四馏份热裂解的研究方面做了较多的工作。
扬子石化公司研究院应用炼油厂碳四馏份为原料,在小型裂解模拟装置上进行过裂解试验考察,并确定了碳四裂解的最佳工艺条件。
兰州石化公司研究院对炼厂碳四与石脑油的共裂解性能也进行了探索性试验,试验表明:在石脑油中加入5%左右的碳四馏份,裂解效果和石脑油单组份裂解结果差别不大,试验结果见表1。
表1碳四掺对量对烯烃收率的影响
产品收率5%掺入石脑油(烯
烃含量2.11%)
8%掺入石脑油(烯烃
含量3.38%)
16.3%掺入石脑油(烯
烃含量5.75%)
C2H4/wl%31.4231.1929.35
C3H6/wl%13.8813.1013.5l
1.3-C4H6/wt% 5.32 5.16 5.04
三烯收率/wt%49.6249.4548.90结焦趋势没影响结焦不明显结焦明显
3碳四烃的来源
3.1工业C4来源有以下几个方面:
(1)炼油厂:炼油厂的催化裂化装置、加氢裂化装置、减粘裂化装置、焦化装置和热裂化装置都能够生产C4烃,但由催化裂化装置生产的C4最多,占60%以上}。
(2)化工厂:裂解制乙烯的联产物C4的特点是:丁二烯含量高,约占裂解C4的50%左右。
(3)油田气:C4烷烃约占1-7%
(4)其他:烯烃联产:乙烯齐聚制烯烃时可以得到1一丁烯;酒精脱水、脱氢制丁二烯等都可以产生C4组分。
4大庆石化公司碳四的生产及利用现状
4.1炼油装置04烃的生产及利用
目前,大庆石化公司炼油厂原油实际加工量已超过了600万t/a,原料主要为大庆原油及掺炼部分俄罗斯原油。炼厂中的重油催化裂化、延迟焦化、蜡油催化裂化等装置都能产生液态烃,其中两套重油催化裂化装置所产液态烃占炼油装置联
产C4烃的绝大部分。就目前而言,大庆石化公司
每年会产生25万吨左右的C4烃,大庆炼化公司每年约有28万吨的MTBE剩余C4。在液态烃中,c3以下的组分占一半以上,同时含有一定量的异丁烷、异丁烯和正丁烯(1-丁烯和2-丁烯),而丁二烯的含量甚少。加工能力为100M的延
迟焦化装置产出的富气中C4组分含量少,进一步分离不经济,因此一般都并入瓦斯管线当作燃料使用。由于原料不足,加工能力为75Mffa的蜡油催化裂化装置于2002年停产,现归大庆石化公司所属。目前,大庆石化公司炼油装置联产的C4烃主要以两套重催装置为主。
经过气体分馏装置后的产品主要有:丙烯、丙烷及c4烃组分。其中丙烯作为生产聚丙烯和丙烯烃的原料,部分直接作为产品出售。丙烷组分作为沥青抽提溶剂或作为燃料。由于聚异丁烯装置和烷基化装置现已停产,目前炼厂C4烃基本上未经过利用,作为液化气或化工原料直接出售。
4.2化工G4烃的生产及利用现状
化工装置c4烃全部来源于乙烯裂解装置。裂解装置的产品分布及收率与装置的专利技术、裂解原料组成、裂解深度及裂解操作条件等因素有关。目前,大庆石化公司的乙烯产量为60万t/a,
原料以油田轻烃、石脑油及加氢尾油为主。产品有乙烯、丙烯、c4烃和裂解汽油,副产品有混合c5、裂解燃料油、甲烷、氢气等。根据乙烯蒸汽裂解产品典型收率及产量可知,60万吨乙烯裂解装置将产生出16.8万吨C4烃,其中丁二烯含量约为50%,1-丁烯和异丁烯的含量也相当可观。预计将来乙烯产量将扩大到120万f/a,届时c4烃的产量将更大。如何充分的、合理的利用这部分C4资源,生产高附加值的化工产品,对提高企业经济效益具有重要的意义。
乙烯裂解所产生的C4烃主要用于生产丁二烯、MTBE、1-丁烯等化工产品。其中裂解C4烃首先经抽提装置,得到的丁二烯主要用于大庆石化总厂的ABS装置和合成顺丁橡胶装置。ABS装置的设计产量5Mt/a,现实际生产能力为5.8Mt/a,约消耗1Mt/a丁二烯;合成橡胶装置的设计产量5.0Mt/a,约消耗5.1Mt/a丁二烯,合计需求量约为6.1Mt/a。而目前的两套抽装置的丁二烯产量约为8.4Mt/a,丁二烯产量有剩余。抽提丁二烯后的一部分C4烃用于生产MTBE,生产的3.0Mt/aMTBE全部用于炼厂无铅高品质汽油的调和。同时,MTBE装置生产出的部分粗1-丁烯经过1-丁烯精制装置,为LLDPE和HDPE提供原料。
大庆石化乙烯装置附产的MTBE剩余c4量为3—4万t/a,主要用于裂解炉燃料和民用液化气。
总之,炼厂和乙烯裂解C4中的丁二烯、异丁烯和1-丁烯均为重要的有机化工原料,如果当作民用燃料使用是对化工资源的极大浪费。因此,在加强科研投入的同时,应加快科研成果的推广应用工作,充分的利用这些烯烃资源,提高企业的经济效益
5炼厂碳四共裂解状况
所谓共裂解,就是原料的混合裂解。如乙烷/丙烯、石脑油/乙烷的混合裂解等。烃类热裂解反应过程非常复杂,大多数学者研究认为,各种烃类的热裂解反应是按照自由基机理进行的。如果裂解反应的自由基机理成立,那么在理论上就可以做出这样的推论:当组分裂解时,一个易于裂解的烷烃分子分解成自由基后,可以促使另一个难裂解的组分加速分解。因此在同样的反应条件下,混合裂解就可能改善原料的选择性,从而提高乙烯收率。尤其当原料的裂解性能变差时,如果能够利用混合原料裂解各组分问的相互作用,即其协同效应来提高原料的选择
性,获得较高的乙烯收率,这将是非常有意义的。
在馏分油与碳四共裂解过程中主要产生活性较强的自由基H·,·CH3,·C2H5,其中自由基H·的产生对生成乙烯促进作用最强,·CH3促进作用其次,·C2H5作用最弱。烯烃裂解过程中,·C2H5由于双键的存在,对H·自由基有淬取作用,生成活性较弱的大分子自由基,对乙烯的生产产生了强烈的抑制作用。而碳四中含有较多的烯烃f异丁烯,1-丁烯等),因此不适合作单独裂解料。
在碳四裂解制烯烃的原料中,炼厂碳四和MTBE剩余碳四的烯烃含量较高,单独裂解后乙烯收率和三烯收率不高,液体收率较高,且结焦严重。加氢炼厂碳四中异丁烷含量过高,单独裂解后三烯收率不高,也不适合单独作为裂解原料使用。针对这些碳四原料的利用问题,应用现行工业操作条件,大庆化工研究中心将大庆石化公司的轻烃和石脑油分别与碳四原料在小型蒸汽裂解装置USC-80U和SC-1上进行共裂解实验。通过对轻烃、石脑油一碳四(炼厂碳四、MTBE剩余碳四、加氢炼厂碳四、加氢MTBE剩余碳四1在不同炉型(USC-80U、SC-1)中的共裂解试验,最终确定了馏分油(轻烃、石脑油)一碳四在不同炉型中共裂解的适应性,获得了共裂解原料的最佳配比和工艺条件。
6结束语
应用现行工业操作条件,碳四在馏分油中最佳掺对量下,可得到最佳的共裂解效果。因此开发炼厂碳四作为乙烯裂解原料具有一定的经济价值和应用前景。
参考文献:(略)
三、由烃类热裂解制低级烯烃和芳烃
1. 裂解产品
低级烯烃通常指乙烯、丙烯、丁烯、异丁烯和丁二烯。由石油烃热裂解制得的芳烃主要是苯、甲苯、二甲苯和萘。这些烯烃和芳烃都是有机合成重要的基础原料,在石油化工中具有举足轻重的地位。由它们制得的有机物分别示于表5-1-05、表5-1-06、表5-1-07和表5-1-08。`
乙烯在早期由乙醇脱水制得:
催化剂
C
2H
5
OH------- CH
2
=CH
2
+H
2
O
催化剂为γAl
2O
3
或ZSM分子筛,反应温度360~420,乙醇转化率接近100%,乙
烯收率约95%左右,由于乙醇来自含淀粉物质或糖蜜的发酵,产量受到限制,除制造乙烯外,乙醇还有很多工业用途,是重要的化工原料和溶剂,因此在石油化工比较发达的国家,乙醇是用乙烯来合成的。
有一些国家对以甲烷、合成气(CO+H
2
)或甲醇为原料合成乙烯进行了广泛的研究,有的已建立了中试工厂,但成本上还难以与石油烃热裂解法制乙烯相匹敌。
现在,乙烯、丙烯、丁烯主要靠石油烃热裂解制得,而芳烃除部分从石油烃热裂解制得外,大部分来自石油烃的催化重整。煤焦化所得煤焦油经蒸馏,也可获得部分芳烃。
表5-1-05乙烯系统主要产品
表5-1-08 芳烃系统主要产品
图5-1-03 由天然气制造烯烃的过程说明图
2. 裂解工艺
(1)由天然气生产烯烃如前所述,天然气中除甲烷外,还含有少量乙烷、丙烷、碳四及碳四以上烃类,而用作裂解原料的仅是乙烷、丙烷和正丁烷。因此,必须将甲烷及碳四以上重质烃类从天然气中分出,常用的分离方法有油吸收法、深冷分离法或超吸附法。由天然气生产烯烃的流程见图5-1-03。图中裂解气的分离和精制,我们将在后面阐述。从天然气装臵中分了的甲烷气,若用来生产乙炔,则有部分乙烯生成,因此甲烷也可看作生产乙烯的原料。
(2)由炼厂气生产烯烃
图5-1-04 由炼厂气生产烯烃的过程
炼厂气是炼油厂各生产装臵(如常减压、催化裂化)所产气体的总称。常将它们汇总后送气体车间处理,首先分出已有的乙烯、丙烯、丁烯和丁二烯等气体,剩余的气态烃则作裂解原料。有时为了提高乙烯或丙烯的收率,也有将乙烷和丙烷分出,单独送裂解炉裂解的。现在,正丁烷和异丁烷也是重要的工业原料,常将它们从炼气中分出,而不再用作裂解原料。由炼厂气制造低级混合烯烃的流程示于图5-1-04。
(3)由液态烃生产烯烃常用的原料有石脑油(粗汽油)、轻油、直馏汽油、轻柴油等。现在,有些国家因轻质液态烃来源困难或价格较贵,也采用部分重质
油,如重柴油、渣油、重油或原油作裂解原料。由液态烃生产烯烃是目前制取乙烯、丙烯等低级烯烃的主要方法.图5-1-05所示为轻柴油裂解的工艺流程。
原料油经预热后进入裂解炉,在预热段(对流段)与稀释水蒸气混合后进入辐射段进行裂解,出裂解炉的裂解气进入急冷换热器冷却以终止裂解反应,再去油急冷器用急冷油进一步冷却,然后进入油洗塔(汽油初馏塔)。急冷换热器产生11MPa的高压蒸气,再过热至447摄氏度后供蒸气透平使用。急冷油和裂解气一起进入油洗塔,塔顶出H
、气态烃、裂解汽油和稀释水蒸气,塔侧线出裂解轻柴
2
油馏分,经汽提塔脱除轻组分后,作为裂解轻柴油产品,因它含有大量烷基萘,是制萘的好原料,常称为制萘馏分。油洗塔塔釜出重质燃料油,经汽提除去轻组分后,大部分用作循环急冷油。
油洗塔顶出料进入水洗塔,将稀释水蒸气和裂化汽油冷凝下来。经分离,水重新循环使用,裂化汽油作产品送出。
除去绝大部分水和汽油的裂解气,温度约40摄氏度,送分离装臵的压缩工序。
3. 裂解炉
裂解炉炉型有许多种,比较古老的,至今还在中国一些工厂使用的有蓄热式裂解炉,它与生产乙炔的蓄热炉相仿,是间歇操作的,分单筒、双筒和三筒三种,用得比较普遍的是双筒式蓄热炉。它的操作又分顺向和逆向两种,其中以逆向操作的居多。所谓顺向是燃烧后的烟道气与裂解气的流向相同,逆向则两者的流向相反。使用的原料较广,气态、液态烃可用,轻质烃和重质烃亦可用。一般采用的是重油,因为它比较便宜。但本法生产率低,热效率亦低,只在小型石油化工厂使用。
用重质油作裂解原料的还有砂子裂解炉。中国兰州化学工业公司在1970年由西德引进年产3.6×104 t乙烯的砂子裂解炉。用砂子作热载体,先通空气将砂子表层的积炭除去,并将砂子加热到850~900摄氏度,然后将砂子用提升机送入反应器。原料烃与砂子接触发生裂解反应,砂子表面积炭,温度下降,再回到燃烧室烧焦和升温。裂解气从反应器上部逸出,经急冷终上反应后,送分离车间处理。这种装臵操作复杂,投资大,占地多,在中国没有进一步推广,在国外采用的也不多。
图5-1-06 SRT-Ⅲ型裂解
炉现在国内外广泛采用的是管式裂解炉。裂解反应在一根细长的管中进行,围绕着如何提高热效率和如何防止二次反应的发生,对管式炉的结构作了不少改进,形成了多种管式裂解炉的炉型。比较著名的有垂直管双面辐射管式炉、倒梯台式垂直管裂解炉、超选择性USC裂解炉和毫秒裂解炉等。图5-1-06为垂直管双面辐射管式炉中比较典型的一种炉型。左边为正视图,右边为侧视图,一个炉子有4组裂解管。可以用气态烃和轻质液态烃作原料,裂解温度800~900摄氏度,停留时间愈短,所需裂解温度愈高。SRT(short residence time)裂解炉已由SRT-Ⅰ发展到SRT-Ⅴ,成功地开发了以入口侧强烈加热来缩短高温停留时间的分支炉管技术(图5-1-06所示的SRT-Ⅲ裂解炉为4程管4-2-1-1排列,SRT-ⅣHC型为4程管8-4-2-1排列)和以减少出口侧压头损失为目的的异型管技术。SRT-Ⅴ型还在辐射段的第一程管内设臵传热用翅片,以增加传热量,加快一次反应速度。相应的出口侧炉管温度比SRT-Ⅳ低,减少二次反应和结炭,运转周期比SRT-Ⅳ型可以长一些;凯洛格(Kellogg)公司的毫秒炉,停留时间仅
0.045~0.1 s,是普通裂解停留时间的1/4~1/6,以石脑油为裂解原料时,乙烯单程收率可达32%~34.4%(w),裂解炉系统见图5-1-07。炉管布臵见图5-1-08。其辐射管为单程直管,管内径为24~28 mm,管长为10~13 m。原料烃和稀释蒸气
混合物在对流段预热至物料横跨温度后,通过横跨管(共2根)和猪尾管(起均布
流体作用)
图5-1-07 毫秒裂解炉示意图
1烧嘴;2辐射段;3裂解炉管;4对流段;5急冷换热器;6汽包
图5-1-08 毫秒裂解炉炉管组
由裂解炉底部送入辐射管,物料由下向上流动,由辐射室顶部出辐射管进入第一废热锅炉。毫秒裂解炉由于停留时间短,裂解温度高,因此裂解所得产品中炔烃收率大幅度提高,比停留时间为0.3~0.4 s的普通裂解炉高出80%以上,甲基乙炔和丙二烯等的收率可增加近1倍,这为后续的裂解气分离带来一定的麻烦,C
2馏分的加氢脱炔必须大大加强。此外,清焦周期大为缩短,一般为40~馏分和C
3
45天,毫秒裂解炉则为12~15天,对提高生产率不利;超选择性USC裂解炉是S&W 公司设计制造,结构剖面图示于图5-1-09。S&W公司认为,在低烃分压的条件下停留时间对裂解选择性的影响远比烃分压的影响更为显著。停留时间与质量流速成反比,与辐射盘管长度成正比。由于质量流速的提高受阻力降的限制,因此,缩短停留时间最有效的途径就是缩短辐
图5-1-09 USC型裂解炉结构剖面图
射盘管的长度。在给定的裂解深度和质量流速下,只有通过缩小辐射管直径,增加表面热强度才能达到此目的,辐射盘管直径缩小,在相同的生产能力下,意味
着辐射盘管的数量要增加,辐射盘管有U型和W型两种,与SRT炉不同,它们均为不分支变径管,每台USC炉有16、24或32组管,每组4根,成W型,4程4次变径,依次为63.5 mm,69.9 mm,76.2 mm,82.9 mm,管长43.9 m,停留时间0.35 s;U型辐射盘管为2程2次变径,依次为51 mm,63.5 mm,管长26.9 m,停留时间0.2~0.25 s。USC裂解炉原料为乙烷到柴油之间的各种烃类。用轻柴油作裂解原料时,乙烯收率27.7%(w),丙烯收率13.65%(w),可以100天不清焦;倒梯台垂直管裂解炉由日本三菱油化公司设计和制造,裂解炉结构及裂解管排布见图5-1-10。裂解炉上部为辐射段,下部为对流段,急冷废热锅炉设臵在炉顶裂解管出口的正上方。该炉采用5程分枝变径管,第1、2程用椭圆管,第3、4、5程用大口径圆管。采用椭圆管的优点是当它与圆管具有同样截面积时,单位长度的传热面积更大,增加了传热强度。加热用烧嘴安装方向向下,顶层和中段两侧各有8个烧嘴,烧
嘴垂直向下喷射,不易结焦,没有一般炉子上部温度过高的缺点,炉管加热均匀,空气过剩系数较小,热效率较高。裂解原料可使用乙烷到煤油馏分,反应停留时间0.45 s,可以80天不清焦。表5-1-09示出了引进的几种裂解炉1985年的技术经济指标对比。表中的KTⅠ型炉由荷兰Selas公司设计和制造,已由早期的GK-Ⅰ发展到GK-Ⅴ型,采用分支变径管,大体上保持沿管长截面积不变。
目前,管式裂解炉不能用重质烃(重柴油、重油、渣油等)为原料,主要原因是在裂解时,炉管易结焦、造成清焦操作频繁,生产中稍有不慎,还会堵塞炉管,酿成炉管烧裂等事故;若采用高温短停留工艺,对炉管材质的要求很高,也不容
易解决。管式炉的生产能力很大,中国进口的30×104 t/a乙烯裂解装臵,都采用管式裂解炉.国际上通用的是生产规模为(45~60)×104 t/a乙烯装臵,中
国前几年上了不少生产能力较小(例如11×104 t/a)的乙烯生产装臵,经济效益不高,为此国家在“九·五”期间,准备对现有乙烯装臵搞技术改造,将生产
能力为30×104 t/a的装臵提高到(40~50)×104 t/a,将(11~14)×104t/a的装臵提高到(20~30)×104 t/a,新建的乙烯装臵生产能力应为(45~60)×104 t/a,最好是60×104 t/a,这样就能取得较好的经济效益,也有利于副产品的综合利用。
图5-1-10 倒梯台垂直管裂解炉及裂解管布管
1、2、3、4.椭圆管;5、6、7.圆管;
a.急冷废热锅炉;
b.烧嘴;
c.辐射室;
d.裂解管;
e.隔墙;
f.对流室;
g.预热管;
h.烟道
* 毫秒炉产量取决于炉管组数。
** 在线蒸气清焦12 h。
为了提高裂解炉的热效率,美国和日本等国纷纷采用裂解炉/燃气轮机联合工艺技术,将燃气轮机的排气作为裂解炉燃烧用空气(其中含氧量约15%~17%),可有效利用燃气轮机的排气中所含有的60%~75%的燃气轮机燃烧热。通常可将燃气轮机安装在稍微离开裂解炉的地方,将空气压缩至0.981MPa,燃料气压缩至
1.37MPa,供给燃烧器,产生的燃烧气在膨胀机中膨胀到0.00226MPa,温度达到500℃,用以发电。排气送入裂解炉燃烧器。裂解炉与燃气轮机联合使用时,裂解炉的燃料消耗量减少8%~12%,但由于废气量增加,需要加大对流段。
4. 裂解气的分离
裂解气是一个组分很复杂的混合物,这些组分的沸点相差很大,现在多采用精馏法来分离。为了得到聚合级的乙烯和丙烯,有些精馏塔的温度是相当低的。而像混合芳烃这样的产物,沸点则比较高,裂解气冷却到100 摄氏度左右,它们就能从气相中凝析出来,形成液体产物,因此真正进入深冷分离系统的裂解气主要是碳五以下的烃类。
进入分离系统的裂解气,其分离过程可以概括成三大部分:
1)气体净化系统。包括脱除酸性气体、脱水、脱一氧化碳(用催化剂将CO
转化成甲烷,即常说的甲烷化)和脱炔。酸性气体不仅会腐蚀设备和管路,和CO
2
而且还会使脱炔催化剂中毒。乙炔和丙二炔的存在不仅使高纯乙烯和丙烯聚合
时采用的催化剂中毒,而且还会在系统里自聚,生成液体产物绿油。水分和CO
2在低温下会结冰、堵塞管路,因此必须将它们除去。
2)压缩和冷冻系统。将裂解气加压、降温,为分离创造条件。
3)精馏分离系统。用一系列精馏塔将H
2、CH
4
、乙烯、丙烯、C
4
及C
5
馏分
等分出。进入分离系统的物料组成见表5-1-10。表中的C4′S和C5′S表示混合C
4
组分
和混合C
5组分。C
6
~(204摄氏度)馏分中富含芳烃,是抽提芳烃的重要原料。
由表5-1-10可以看出,不同的裂解原料得到的裂解气组成是不同的。为获得较多乙烯,最好的裂解原料是乙烷,为获得较多的丙烯和C
4
混合烃,最好的原料是石脑油和轻柴油。表5-1-11列出了低级烃类的主要物理常数,它们在后续的精馏工序中是十分有用的。
(1)分离方法将净化后的裂化气进行分离和精制有以下4种方法:
①深冷分离法 采用-100摄氏度左右的低温将烃类按沸点不同逐个用精馏方法分离出来。这一方法产品收率高、质量好,是目前生产聚合级烯烃的主要方法,但能耗较大,流程复杂。
②吸收(精馏)法采用系统自产的C
3、C
4
或芳烃作吸收剂,在-70摄氏度将C
2
以
上馏分吸收下来,与甲烷和氢气分开,然后采用精馏方法逐个将乙烯、乙烷、丙
烯、丙烷、C
4′S、C
5
′S和芳烃分开,制得产品。这一方法的优点是冷冻温度比
深冷法高、能耗低、工艺流程简单、设备投资省。缺点是产品收率低(特别是乙烯)、纯度不高,达不到聚合级要求,只能用作一般有机合成原料。该法在20世纪70年代在中国不少中、小型石油化工厂采用。随着产业结构调整,中、小型石油厂扩产和技术改造,采用该法的厂家已越来越少。
③吸附分离法 采用活性炭等吸附剂,在低温和高压条件下,将C
2
以上烃类吸附下来,然后在高温和低压下逐个将烃类解吸出来。为了降低解吸时烃的分压,在解吸时通常通入水蒸气。吸附在活性炭移动床中进行,冷的活性炭从上向下移
动而进入吸附段,与自下向上的进料气相遇,其中最不易吸附的组分(H
2和CH
4
),
在吸附段上部排出,其余气体都被吸附在活性炭中。进入解吸段(也叫分馏段),活性炭与自下而上的气体逆流而行,温度逐渐上升,被吸附的各组分按分子量大小逐一解吸出来。在分馏段上部是分子量最小的气体,底部是分子量最大的气体,它们分别从侧线引出,分馏段下面是管壳式加热器,将活性炭吸附的重组分解吸出来,活性炭获得再生,重新返回塔顶使用。这种装臵又称超吸附装臵,早在40
年代已建成中试装臵,但至今未见工业化报道。
④络合物分离法
图5-1-11 裂解气分离流程分类示意图
利用某些金属盐(如Cu
2Cl
2
、CuNO
3
、AgNO
3
和AgBF
4
等)能与烯烃生成络合物的
性质,将烯烃从裂解气中分离出来。这种方法已建有2×104 t/a的工业生产装臵,缺点是得到的是混合烯烃,要将混合烯烃分离,仍需采用低温工艺,技术经济指标亦差,故没能得到推广。
(2)分离流程在深冷分离法中,按馏分切割不同,已有如图5-1-11所示的几
种分离流程。其中的A,是按C
1、C
2
、C
3
……顺序进行切割分馏,通常称为顺序
分离流程,B和D为先脱乙烷和先脱丙烷馏分流程,它们因加氢(脱炔)工序的位臵不同,又分为前加氢和后加氢流程,如B、C或D、E。而顺序分离流程一般是按后加氢的方案进行组织的。
3种分离流程各塔操作条件示于表5-1-12。
图5-1-12 甲烷对乙烯相对发挥度与压力的关系
由表5-1-12可见,脱甲烷塔顶温度有的是-96摄氏度,有的是-120摄氏度,这是脱甲烷塔采用不同压力操作之故。脱甲烷塔的操作条件(主要是温度和压力)除保证将氢和甲烷与其他组分分离外,还必须尽量少含乙烯,以提高乙烯收率。升高塔的压力,对减少乙烯随甲烷和氢气逸出是有好处的。若设定塔顶乙烯逸出量,那么升高压力到可提高乙烯的露点温度,即塔顶温度可提高。反之,压力降低,则
塔顶温度降低。例如,当进塔裂解气中H
2/CH
4
为2.36时,如限定脱甲烷塔塔顶气
体中乙烯含量低于2.31%(v),操作压力由4.0MPa降至0.2 MPa,所需塔顶温度由-98摄氏度降至-141摄氏度。因此,从避免采用过低制冷温度考虑,应尽量采用较高的操作压力。但压力达到4.4MPa时,由图5-1-12可见,塔底甲烷对乙烯的相对挥发度已接近1,已难以进行甲烷和乙烯的分离。现在,工业上将操作压力为3.0~3.2MPa称为高压脱甲烷,采用1.05~1.25MPa称之为中压脱甲烷(表
5-1-12中林德法就属于这一类型),采用0.6~0.7MPa时,称之为低压脱甲烷。表5-1-13出示了高压脱甲烷和低压脱甲烷的能耗比较。由表5-1-13可以看出,降低脱甲烷塔操作压力虽然可以达到节能的目的,但由于操作温度较低,材质要求高,增加了甲烷制冷系统,投资可能增大,且操作复杂。因此,目前除鲁姆斯公司采用低压脱甲烷、KT1/TPL和林德公司采用中压脱甲烷外,其余生产厂家仍广泛采用高压脱甲烷。
3种分离流程中,顺序分离流程技术比较成熟,对裂解原料适应性强。为避免丁二烯损失一般采用后加氢。但流程较长,裂解气全部进入深冷系统,致冷量较大;前脱乙烷分离流程一般适合于分离含重组分较少的裂解气,由于脱乙烷塔塔釜温度较高,重质不饱和烃易于聚合,故也不宜处理含丁二烯较多的裂解气。脱炔可采用后加氢,但最宜用前加氢,因可减少设备。操作中的主要问题在于脱乙烷塔压力及塔釜温度较高,引起二烯烃聚合,发生堵塞;前脱丙烷分离流程因先分去C
4
以上馏分,使进入深冷系统物料量减少,冷冻负荷减轻,适用于分离较重裂
解气或含C
4
烃较多的裂解气。可采用前加氢或后加氢,前者所用设备较少。
目前,世界上主要乙烯生产装臵基本上都采用顺序分离流程,凯洛格公司经
过论证,认为在任何场合下,顺序分离流程的效率、灵活性和运转性能都好,因而可提高综合经济效益。
乙烯裂解炉基础-CAL-FENGHAI-(2020YEAR-YICAI)_JINGBIAN
中油吉林石化分公司60万吨/年乙烯装置改扩建项目 裂解炉基础施工技术方案 1.编制说明 裂解炉工程为60万吨/年乙烯装置改扩建项目的第一个分部工程,定于2004年5月18日正式开工,为确保工程质量达到国家施工验收规范要求并保证施工进度,特编制本施工方案。由于施工图纸未完全下发,本方案编制时仅考虑灌注桩与承台的施工,其它分项待图纸出齐后另行编制方案。施工中如遇不可预见的情况,应根据现场实际情况确定解决。 2.编制依据 .施工图纸 1705Ⅱ-800F-062-2、3; .地质勘测报告;. .采用的规范和标准 《建筑桩基技术规程》 JGJ94-94; 《建筑地基基础工程施工质量验收规范》 GB50202-2002; 《混凝土结构工程施工质量验收规范》 GB50204-2002; .甲方对工程施工进度的要求; .施工现场实际情况; 3.工程概况 .工程情况简介 新建裂解炉位于原裂解炉西侧,基础采用钻孔灌注桩,桩径φ400,桩身进入中风化岩至少500mm深,且桩长必须≥,桩数共计:241根(包括3根极限荷载试验桩),承台为大体积砼结构,厚度1200㎜,砼量共计:791m3。 .现场情况 由于地质情况比较复杂,勘测与设计部门建议本工程采用边试验、边施工的方式,施工的过程中不可予见的因素较多,基础下部原有管线保护给施工带来一定的难度,也对各有关单位(建设单位、施工单位、监理单位)的组织管理、协调配合提出了更高要求。
4.施工准备 .施工现场准备 施工人员入场,确定施工暂设区,布设施工所用模板、钢筋、砼原材料及脚手工具等堆放、加工场地; 各项机具、材料进场后,分规格、型号堆放尽量减少在厂内的二次倒运; 组织好施工所需人员、劳动力,选择技术能力强、业务素质好、质量意识高的管理人员及操作班组进行本项目施工。 动土证办理,定位测量基准点确定。 .施工技术准备 熟悉图纸并领会设计意图,设计交底,及时自审、会审; 确定施工方法,计算工程量,提出材料计划; 对施工人员进行技术培训,准备施工所需各种技术标准、规范并熟练掌握;5.施工方法 .施工程序 定桩位→地表草坪清理→土方开挖→试钻→钻孔→验孔→下钢筋笼→砼浇注→砼养护→凿桩头→桩检测→砼垫层→承台钢筋绑扎→承台砼浇筑→拆模→土方回填 .施工方法 灌注桩 根据甲方要求,定出试验桩位后在桩孔处采用人工破除原有草坪及下部土方,首先进行3根试验桩的施工,即需要钻孔机第一次布设钻孔,试验桩施工结束后,撤除钻孔机,进行机械挖土,由于桩位站装置西侧消防检修道 路,故需要采用凿岩机拆除沥青砼路面(附图1); 测量放线确定开挖界限,挖土方式为基础坑端开挖法:挖土采用WY80反铲挖掘机,后退式挖土,挖出的土方由20t自卸汽车外运,应由甲方指定卸土场,并对运距给予确认。 鉴于地下存在管线,,建设单位要求施工单位在土方施工前,人工挖“十”形探坑,用以确认地下埋藏物(管线、地沟等)的位置,采取相应的处理措
管式炉裂解 guanshilu liejie 管式炉裂解 pyrolysis in tubular furnace 石油烃通过管式裂解炉进行高温裂解反应以制取乙烯的过程。它是现代大型乙烯生产装置普遍采用的一种烃类裂解方法。 管式炉裂解生产乙烯的工艺已有60多年的历史。管式裂解炉是其核心设备。为了满足烃类裂解反应的高温、短停留时间和低烃分压的要求,以及提高加热炉的热强度和热效率,炉子和裂解炉管的结构经历了不断的改进。新型的管式裂解 炉的热强度可达290~375MJ/(m h),热效率已可达92%~93%,停留时间可低于0.1s,管式炉出口温度可到900℃,从而提高了乙烯的产率。 工艺流程可分为裂解和急冷-分馏两部分(图1[管式炉裂解工艺流程]
①裂解裂解原料经预热后,与过热蒸汽(或称稀释蒸汽)按一定比例(视原料不同而异)混合,经管式炉对流段加热到500~600℃后进入辐射室,在辐射炉管中加热至780~900℃,发生裂解。为防止高温裂解产物发生二次反应,由辐射段出来的裂解产物进入急冷锅炉,以迅速降低其温度并由换热产生高压蒸汽,回收热量。 ②急冷-分馏裂解产物经急冷锅炉冷却后温度降为350~600℃,需进一步冷却,并分离出各个产品馏分。来自急冷锅炉的高温裂解产物在急冷器与喷入的急冷油直接接触,使温度降至200~220℃左右,再进入精馏系统,并分别得到裂解焦油、裂解柴油、裂解汽油及裂解气等产物。裂解气则经压缩机加压后进入气体分离装置。 裂解原料和产品分布最初,美国管式炉裂解原料是用天然气、油田伴生气和炼厂气中回收的轻质烃,其中主要含有乙烷、丙烷、丁烷及碳五馏分。50年代,西欧和日本的石油化工兴起,由于缺乏石油及天然气资源,因而采用石脑油作裂解原料。60年代后,又相继开发以轻柴油、重柴油和减压瓦斯油为原料的裂解技术,扩大了裂解原料来源。对于不同的原料,裂解工艺参数不同、在适宜条件下的裂解产品分布也各异(见表[不同原料管式炉裂解产品
第!"卷第#期 "$$#年 北京化工大学学报 %&’()*+&,-./%/)0’)/1.(2/34&,56.7/5*+3.56)&+&04 189:!" ,)8:#"$$# 裂解汽油中环戊烯和苯乙烯催化加氢本征动力学研究 张成中;李建伟"! (;<中国石油锦州石油化工公司,辽宁锦州;";$$; ;"<北京化工大学可控化学反应科学与技术基础教育部重点实验室,北京;$$$"= )摘 要:采用微型等温积分反应器,在"<>!><$7?@、>=#!A B $C 、氢与裂解汽油摩尔比"<$!!<$E 和$
裂解炉辐射段炉管堵塞原因分析及对策
的文丘里全部更换成喉径为 18mm 的新文丘里管(如下图)。此后上述堵管现象大为减少。 (中国石油吉林石化公司乙烯厂,吉林, 132022) 摘要:辐射段炉管堵塞是乙烯装置裂解炉常见故障之一。文中叙述了吉化大乙烯装置裂解炉辐射段炉管堵塞的 主要现象和有效的处理措施,并阐述了辐射段炉管堵塞的主要原因, 为同类装置避免类似现象发生和处理提供了依据。 关键词:裂解炉;辐射段炉管;堵塞 中国石油吉林石化公司乙烯厂(以下简称吉化乙烯)始建于 1993年,1996年9月一次性开车成 功,原装置共有六台 LSCC1-1型“门式”裂解炉(F0101?F0601),裂解原料石脑油、轻柴油、加氢 /、 尾油及循环乙烷/丙烷等,单台乙烯生产能力为 60 kt/a ,采用五开一备的生产方式,规模为 300 kt/a 乙烯。在2001年吉化乙烯进行了一期扩能改造,新建了一台 PyroCrack6型裂解炉(F0701),裂解原 料为装置自产的循环乙烷及丙烷,使吉化乙烯的生产能力达到了 380 kt/a 。在2004年吉化乙烯进行 了二期扩能改造,新建了两台 PyroCrack1-1SR 型“门式”裂解炉(F0801?F0901),裂解原料为石脑 油、循环乙烷/丙烷,单台炉乙烯生产能力为 120 kt/a ,在二期改造过程中,为了实现装置生产能力 达到700 kt/a 的目标,结合原有六台裂解炉运行情况, 2004年6月至2005年10月先后对F0101 F0601裂解炉进行了扩能改造。改造采用 KTI 技术,将原有LSCC1-1型炉管更换为 GK-6型炉管,单 台裂解炉乙烯生产能力由原来的 60 kt/a 提高到80 kt/a 以上。改造内容包括更换辐射段炉管、对流 段部分管束(高压蒸汽过热段)、底部火嘴、增加除焦罐及燃料控制系统等。 2007年11月,由于裂 解炉周期的影响,新建了一台裂解炉(F1001),提高了裂解炉的备用系数, 保证了装置的满负荷运行。 从开车至今,裂解炉辐射段炉管在运行及升温过程中多次出现堵塞现象, 给裂解炉的安全运行甚 至是装置的平稳运行都带来严重威胁。 下文对吉化乙烯装置裂解炉辐射段炉管堵塞的情况进行了总结 分类和深入分析原因,并提出相应对策。 1.处于横跨段集合管末端的炉管堵塞 2004年至2005年F0101?F0601裂解炉改造后,两侧高温的烃 /蒸汽混合物离开对流段,分别汇 集到一根横跨段集合管然后进入辐射段炉管。 每一根辐射段炉管进口, 都装有一个临界流量文氏管(亦 称文丘里管),以确保在正常的操作中有良好的流量分布。每台裂解炉有 112个进口(每侧炉膛有 56 组),对应于112组GK6型辐射段炉管。改造后设计运行周期为 60天,但是实际运行 20天左右时, 多次出现处于横跨段集合管末端的炉管对应的废热锅炉出口温度迅速上涨, 现场检查发现处于集合管 末端的辐射段炉管上升管变得红亮(对应的下降管还是黑色的) ,有堵塞的迹象,虽然采取了对该组 炉出口温度进行大幅度低控等措施,但不久该炉管还是会堵塞。 2006年至2007年每年发生类似事件 都在10次以上。 原因分析: 1.1经过实际参数与设计参数对比发现,实际横跨压力远远低于设计值,确定原因为物料分配不均, 张维祥 物料在个别炉管及 TLE 内流速慢,停留时间过长,过度裂解,结焦严重致堵塞。
常用乙烯裂解炉简介 ①鲁姆斯公司的SRT型裂解炉 鲁姆斯公司的SRT型裂解炉(短停留时间裂解炉)为单排双辐射立管式裂解炉,已从早期的SRT-I型发展为近期的SRT-Ⅵ型。 SRT型裂解炉的对流段设置在辐射室上部的一侧,对流段顶部设置烟道和引风机。对流段内设置进料、稀释蒸汽和锅炉给水的预热。从SRT-Ⅵ型炉开始,对流段还设置高压蒸汽过热,由此取消了高压蒸汽过热炉。在对流段预热原料和稀释蒸汽过程中,一般采用一次注入蒸汽的方式,当裂解重质原料时,也采用二次注汽。 早期SRT型裂解炉多采用侧壁无焰烧嘴烧燃料气,为适应裂解炉烧油的需要,目前多采用侧壁烧嘴和底部烧嘴联合的布置方案。底部烧嘴最大供热量可占总热负荷的70%。SRT-Ⅲ型炉的热效率达93.5%。图1—21为SRT型裂解炉结构示意图。 图1-21鲁姆斯SRT-Ⅱ型裂解炉结构示意图 ②斯通-伟伯斯特(S.W)公司的USC型裂解炉 S.W的USC裂解炉(超选择性裂解炉)为单排双辐射立管式裂解炉,辐射盘管为W型或U型盘管。由于采用的炉管管径较小,因而单台裂解炉盘管组数较多(16-48组)。每2组或4组辐射盘管配一台USX型(套管式)一级废热锅炉,多台USX废热锅炉出口裂解气再汇总送入一台二级废热锅炉。近期开始采用双程套管式废热锅炉(SLE),将两级废热锅炉合并为一级。 USC型裂解炉对流段设置在辐射室上部一侧,对流段顶部设置烟道和引风机。对流段内设
有原料和稀释蒸汽预热、锅炉给水预热及高压蒸汽过热等热量回收段。大多数USC型裂解炉为一个对流段对应一个辐射室,也有两个辐射室共用一个对流段的情况。 当装置燃料全部为气体燃料时,USC型裂解炉多采用侧壁无焰烧嘴;如装置需要使用部分液体燃料时,则采用侧壁烧嘴和底部烧嘴联合布置的方案。底部烧嘴可烧气也可烧油,其供热量可占总热负荷的60%-70%。 由于USC型裂解炉辐射盘管为小管径短管长炉管,单管处理能力低,每台裂解炉盘管数较多。为保证对流段进料能均匀地分配到每根辐射盘管,在辐射盘管入口设置了文丘里喷管。图1-22是USC型裂解炉结构示意图。 图1-22 USC型裂解炉结构示意图 ③凯洛格(Kellogg)公司的毫秒炉 凯洛格公司的毫秒炉为立管式裂解炉,其辐射盘管为单程直管。对流段在辐射室上侧,原料和稀释蒸汽在对流段预热至横跨温度后,通过横跨管和猪尾管由裂解炉底部送入辐射管,物料由下向上流动,由辐射室顶部出辐射管而进入第一废热锅炉。裂解轻烃时,常设三级废热锅炉;裂解馏分油时,只设两级废热锅炉。对流段还预热锅炉给水并过热高压蒸汽。热效率为93%。 毫秒炉采用底部大烧嘴,可烧气也可烧油。
ENERGY CONSERV ATION AND CONSUMPTION REDUCTION TECHNOLOGY IN ETHYLENE CRACKING FURNACE XIE Xu-Dong CHENG Guang-Hui SONG Jian-Jun 中国石化齐鲁烯烃厂 Abstract:This article introduces the operation of energy conservation and consumption reduction in recent years of Ethylene cracking furnace at QILU petrochemical Co.Ltd. key words: cracking furnace energy conservation and consumption reduction 乙烯装置裂解炉节能降耗 谢旭东程广慧宋建军 中国石化齐鲁烯烃厂,淄博,255411 摘要:本文综述了齐鲁乙烯装置近年来在裂解炉节能方面所作的工作及取得的进展。 关键词:裂解炉;节能 乙烯装置的能耗占石油化学工业总能耗的三分之一以上,是化学工业之中能耗最大的装置。裂解炉为乙烯装置的核心,裂解炉的能耗占整个装置的大部分(大于50%)〔1〕。乙烯装置中的裂解炉一般由对流段、辐射段和急冷系统3部分构成。反应所需的高位热能是在辐射段通过燃烧器燃烧燃料的方式提供。对流段的目的是回收高温烟气余热,以用来气化原料,并将其过热至横跨温度,送入辐射段进行热裂解;多余的热量用来预热锅炉给水和过热由急冷锅炉系统产生的高压蒸汽。急冷锅炉系统的作用是回收离开辐射段的高温裂解气的能量以产生饱和超高压蒸汽。燃烧热中约42%在辐射段提供反应热和升温,约51.5%在对流段被回收,约1.5%为热损失,其余为排烟损失〔2〕。裂解炉的节能正是围绕上述各部分来进行的。本文主要针对齐鲁乙烯装置近年来通过技术改造、新技术应用和精细化管理等措施,降低裂解炉能耗的工作进行简要介绍。 1.裂解炉技术改造,节能降耗 对裂解炉进行技术改造,往往是出于扩能、节能及提高原料灵活性等目的。2010年对GK-6(BA-107)进行了整炉裂解气体原料的技术改造,在增提高原料灵活性的同时又降低了能耗。 BA-107于2004年采用KTI的专有技术改造为GK-VI型裂解炉,开车一段时间后裂解炉存在排烟温度过高,热效率偏低的问题。为提高裂解炉的热效率,降低装置的能耗,需要对裂解炉进行改造。另外,GK-VI辐射段炉管采用双排排布,管径又小,换热面积较小,热强度比较大;同时,由于炉管采用双排,炉管受热不均,在高热强度下也会导致炉管弯曲;另外,原有炉管的底部导向结构,对施
中油吉林石化分公司60万吨/年乙烯装置改扩建项目 裂解炉基础施工技术方案 1.编制说明 裂解炉工程为60万吨/年乙烯装置改扩建项目的第一个分部工程,定于2004年5月18日正式开工,为确保工程质量达到国家施工验收规范要求并保证施工进度,特编制本施工方案。由于施工图纸未完全下发,本方案编制时仅考虑灌注桩与承台的施工,其它分项待图纸出齐后另行编制方案。施工中如遇不可预见的情况,应根据现场实际情况确定解决。 2.编制依据 .施工图纸 1705Ⅱ-800F-062-2、3;.地质勘测报告;. .采用的规范和标准 《建筑桩基技术规程》 JGJ94-94;《建筑地基基础工程施工质量验收规范》 GB50202-2002;《混凝土结构工程施工质量验收规范》 GB50204-2002; .甲方对工程施工进度的要求; .施工现场实际情况; 3.工程概况 .工程情况简介 新建裂解炉位于原裂解炉西侧,基础采用钻孔灌注桩,桩径φ400,桩身进入中风化岩至少500mm深,且桩长必须≥,桩数共计:241根(包括3根极限荷载试验桩),承台为大体积砼结构,厚度1200㎜,砼量共计:791m3。 .现场情况 由于地质情况比较复杂,勘测与设计部门建议本工程采用边试验、边施工的方
式,施工的过程中不可予见的因素较多,基础下部原有管线保护给施工带来一定的难度,也对各有关单位(建设单位、施工单位、监理单位)的组织管理、协调配合提出了更高要求。 4.施工准备 .施工现场准备 施工人员入场,确定施工暂设区,布设施工所用模板、钢筋、砼原材料及脚手工具等堆放、加工场地; 各项机具、材料进场后,分规格、型号堆放尽量减少在厂内的二次倒运; 组织好施工所需人员、劳动力,选择技术能力强、业务素质好、质量意识高的管理人员及操作班组进行本项目施工。 动土证办理,定位测量基准点确定。 .施工技术准备 熟悉图纸并领会设计意图,设计交底,及时自审、会审; 确定施工方法,计算工程量,提出材料计划; 对施工人员进行技术培训,准备施工所需各种技术标准、规范并熟练掌握;5.施工方法 .施工程序 定桩位→地表草坪清理→土方开挖→试钻→钻孔→验孔→下钢筋笼→砼浇注→砼养护→凿桩头→桩检测→砼垫层→承台钢筋绑扎→承台砼浇筑→拆模→土方回填 .施工方法 灌注桩 根据甲方要求,定出试验桩位后在桩孔处采用人工破除原有草坪及下部土方,首先进行3根试验桩的施工,即需要钻孔机第一次布设钻孔,试验桩施工结束后,撤除钻孔机,进行机械挖土,由于桩位站装置西侧消防检修道路,故需
乙烯裂解炉的几种节能措施 裂解炉是乙烯装置的能耗大户,其能耗占装置总能耗的50%-60%。降低裂解炉的能耗是降低乙烯生产成本的重要途径之一。随着能源价格的不断上涨,国内外相关部门均加强了裂解炉节能措施的研究。裂解炉的能耗在很大程度上取决于裂解炉系统本身的设计和操作水平,近年来,裂解炉技术向高温、短停留时间、大型化和长运转周期方向发展。通过改善裂解选择性、提高裂解炉热效率、改善高温裂解气热量回收、延长运转周期和实施新型节能技术等措施,可使裂解炉能耗显著下降。 1 改善裂解选择性 对相同的裂解原料而言,在相同工艺设计的装置中,乙烯收率提高1%,则乙烯生产能耗大约相应降低1%。因此,改善裂解选择性,提高乙烯收率是决定乙烯装置能耗的最基本因素。通过裂解选择性的改善,不仅达到节能的效果,而且相应减少裂解原料消耗,在降低生产成本方面起到十分明显的作用。 (1)采用新型裂解炉。新型裂解炉均采用高温-短停留时间与低烃分压的设计。20世纪70年代,大多数裂解炉的停留时间在0.4s左右,相应石脑油裂解温度控制在800-810℃,轻柴油裂解温度控制在780-790℃。近年来,新型裂解炉的停留时间缩短到0。2s左右,并且出现低于0.1s 的毫秒裂解技术,相应石脑油裂解温度提高到840℃以上,毫秒炉达890℃;轻柴油裂解温度提高到820℃以上,毫秒炉达870℃。由于停留时间大幅度缩短,毫秒炉裂解产品的乙烯收率大幅度提高。对丁烷和馏分油而言,与0.3-0.4s停留时间的裂解过程相比,毫秒炉裂解过程可使乙烯收率提高10%-15%。 (2)选择优质的裂解原料。在相同工艺技术水平的前提下,乙烯收率主要取决于裂解原料的性质,不同裂解原料,其综合能耗相差较大。裂解原料的选择在很大程度上决定乙烯生产的能耗水平。通过适当调整裂解原料配置结构,优化炼油加工方案,增加优质乙烯原料如正构烷烃含量高的石脑油等供应,改善原料结构和整体品质,在提高乙烯收率的同时,达到节能降耗的目标。 (3)优化工艺操作条件。通过优化裂解炉工艺操作条件,不仅能使原料消耗大幅度降低,也能够使乙烯生产能耗明显下降。不同的裂解原料对应于不同的炉型具有不同的最佳土艺操作条件。对于一定性质的裂解原料与特定的炉型来说,在满足目标运转周期和产品收率的前提下,都有其最适宜的裂解温度、进料量与汽烃比。如果裂解原料性质与原设计差别不大,裂解炉最优化的工艺操作条件可以参照设计值。反之,则需要利用SPYR软件或裂解试验装置对原料重新评价,以确定最佳的工艺操作条件。 2 延长裂解炉运行周期 (1)优化原料结构与工艺条件。裂解原料组成与性质是影响裂解炉运行周期的重要因素。一般含氢量高、低芳烃含量的原料具有良好的裂解性能,是裂解炉长周期运行的必要条件。对不饱和烃含量较高的原料进行加氢处理,是提高油品质量的有效途径。当裂解原料一定时,工艺条件是影响裂解炉运行周期的主要因素。低烃分压、短停留时间和低裂解温度有利于延长裂解炉运行周期。但考虑到
第32卷第5期 2005年北京化工大学学报 JOU RNAL OF BEIJING U NI VERSIT Y O F CHEM ICA L T ECHN OL OGY Vol.32,N o.5 2005 裂解汽油中环戊烯和苯乙烯催化加氢本征动力学研究 张成中1 李建伟2* (1 中国石油锦州石油化工公司,辽宁锦州 121001; 2 北京化工大学可控化学反应科学与技术基础教育部重点实验室,北京 100029) 摘 要:采用微型等温积分反应器,在2 4~4 0M Pa 、495~680K 、氢与裂解汽油摩尔比2 0~3 6和裂解汽油中环戊烯和苯乙烯质量分数分别为1 7%~4 0%和0 7%~4 0%的条件下,对国产Co -M o/Al 2O 3催化剂上环戊烯和苯乙烯催化加氢的本征反应特性进行了实验研究。以Complex 优化法和M erson 迭代法对动力学实验数据进行非线性参数估值,建立了能良好吻合实验数据的、裂解汽油中环戊烯和苯乙烯催化加氢的幂函数型本征动力学模型。关键词:催化加氢;动力学;裂解汽油;环戊烯;苯乙烯中图分类号:T Q 032 41 收稿日期:2004-12-02 第一作者:男,1970年生,高级工程师 *通讯联系人 E -mail:lijw @https://www.wendangku.net/doc/1d10361842.html, 引言 烃类高温热裂解制乙烯过程副产的裂解汽油,不仅组成复杂,而且含有较多的单烯烃、C 5~C 8双烯烃和一定量的硫化物,所有这些物质均导致汽油性质的不稳定和对环境的污染(导致VOC s 和SO x 排放量的增加)[1-6] 。因此,无论是作为提取芳烃的原料还是作为汽油产品销售,都需要对裂解汽油进行精制处理。 目前,工业上普遍采用两段催化加氢的方式对 裂解汽油进行深度精制[7-8] 。其中,第一段加氢过 程采用镍基或钯基催化剂和在比较缓和的条件下进行,主要目的是将双烯烃加氢转化为单烯烃,并伴随 少量单烯烃加氢饱和的反应;第二段则采用Co -Mo 系催化剂和在相对苛刻的条件下,使有机硫化物催化加氢转化为易于脱除的无机硫,同时使单烯烃加氢饱和转化为饱和烃。本文研究将针对二段加氢反应器中的烯烃加氢饱和的本征动力学特性进行。与国外技术相比,国内开发的二段加氢催化剂无论在活性、选择性和应用方面均具有较强的实力,但对加氢反应过程的研究,特别是对二段单烯烃加氢饱和动力学的研究还相当薄弱。尽管二段加氢反 应器的主要目的加氢脱硫,但工业反应器存在30~80 绝热温升的事实则表明,单烯烃加氢饱和的反应是不容忽视的,其反应热引起的温度变化必将对加氢脱硫过程和加氢反应器的性能产生深远的影 响[8]。然而遗憾的是,在可见的文献报道中,很少有对二段加氢反应过程的单烯烃加氢饱和行为进行相对系统的研究,这对于加氢脱硫过程的进一步开发显然是不利的。本文将基于国产Co -Mo/Al 2O 3裂解汽油加氢催化剂,展开二段加氢反应器中的主要单烯烃 环戊烯和苯乙烯催化加氢反应特性的实验研究,并建立适宜于工业应用的动力学模型,为裂解汽油加氢脱硫反应技术的进一步开发、反应器优化设计和操作最优化奠定重要的工程应用基础。 1 实验部分 1 1 实验装置 本征动力学实验采用内径 5m m 的微型等温积分反应器,床层温度由XL43P 型控温仪自动控制,恒温时,床层温度波动在 0 5 以内。实验流 程参见文献[8]。预先配置好的、含一定反应物浓度的裂解汽油经SZB -2型柱塞计量泵加压和计量后进入汽化炉汽化,然后与来自钢瓶、并调至一定压力的氢气混合后进入反应器,即催化剂作用发生烯烃加氢饱和反应。反应产物经冷凝和气-液分离后,不凝性气体(H 2)进入气体计量系统,液相产物则定期放入收集器中,供分析和检测用。反应前后裂解汽油中的环戊烯和苯乙烯组成均由SP -3420型气相色谱仪FID 检测器测定,内标法定量。色谱柱为OV -
乙烯裂解 初级一 填空题 (A) 328. 1米=( )毫米=( )微米=( )丝=( )埃 (K HD:工艺基本知识) 答文:1000 10 10 10 330. 1公顷=( )米=( )市亩,1英亩=( )市亩。 (KHD: 工艺基本知识) 答文:10 15 6.072 336. 汽化有两种方式,即( )和( )。 (KHD:工艺基本知识) 答文:蒸发沸腾 339. 分子组成和分子量完全相同,但分子结构不同,因而性 质也不同的物质叫做( )。 (KHD:工艺基本知识) 答文:同分异构体 341. 烷烃的分子通式是( ),烯烃分子的通式是( )。 (KHD:工艺基本知识) 答文:CnH n+2 Cn H2n 351. 热量传递的基本方式有( ),( ),( )。 (KHD:工艺基本知识) 答文:导热对流传热辐射传热 352. 一种或几种物质分散到另一种物质中,形成的均匀、稳 定的混合物叫( ),被溶解的物质叫( ),而溶解 其它物质的物质叫( )。 (KHD:工艺基本知识) 答文:溶液溶质溶剂 353. 在分子中只有( )和( )两种元素所组成的有机化合物 ,叫做烃、 (KHD:工艺基本知识) 答文:碳氢 354. 石油化学工业是指以( )和( )为原料的化学工 业。 (KHD:工艺基本知识) 答文:石油天然气 420. 分散控制系统的含义是( ) (KHD:工艺基本知识) 答文:风险分散 425. 生产乙烯的原料,按其状态可分为( )与( )两大类,按其密度,则可分为( )与( )。 (KHD:工艺基本知识)
答文:气态原料液态原料轻质原料重质原料 431. 某班的工艺参数有200个,当班共记录三次,经检查发现有6个错误,则其差错率为( )。 (KHD:工艺基本知识) 答文:1% 441. 蒸汽--空气烧焦的反应方程式为( )。 (KHD:工艺基本知识) 答文:C+O →CO +Q 451. 废热锅炉的作用,一是( )( ),二是( )。 (KHD:工艺基本知识) 答文:将裂解气降温,减少二次反应 回收裂解气的热量 456. 水蒸汽稀释比,俗称水油比,是指( )( )。 (KHD:工艺基本知识) 答文:稀释蒸汽与裂解原料重量流量之比值。 531. 工艺水质量上的控制要求是( );( )。 (KHD:工艺基本知识) 答文:PH值在8-9 油含量比较低 534. 新区急冷水循环泵的超速跳闸值是( )(根据本装置实际情况回答)。 ( KHD:工艺基本知识) 答文:4180转/分 536. 裂解汽油干点的设计值为( )(根据本装置实际情况回答)。 (KHD:工艺基本知识) 答文:<205℃ 537. 当新区急冷系统压力过低时,可由PIC-1121补入( )或( )(根据本装置实际情况回答)。 (KHD:工艺基本知识) 答文:N 燃料气 539. 老区急冷油循环泵出口压力低联锁值是( )(根据本装置实际情况回答)。 (KHD:工艺基本知识) 答文:6.86Kg/cm (表) 540. 丙烷精制的原料来自( )。 (KHD:工艺基本知识) 答文:丙烯精馏塔塔釜 541. 对GK-V型炉而言,辐射段炉管管壁温度不应超过( )℃,上、下温差不应超过( )℃,混合原料预热段(下段)最大壁温不应超过( )(根据本装置实际情况回答)。 (KHD:工艺基本知识) 答文:1125 30 750 543. 新区高压锅炉给水中注入的药剂是( ),其分子式为( )。 (KH D:工艺基本知识) 答文:磷酸钠 Na PO ·12H O 566. 所谓三级安全教育指( )、( )、( )。 (KHD:工艺基
裂解炉辐射段炉管堵塞原因分析及对策 张维祥 (中国石油吉林石化公司乙烯厂,吉林,132022) 摘要:辐射段炉管堵塞是乙烯装置裂解炉常见故障之一。文中叙述了吉化大乙烯装置裂解炉辐射段炉管堵塞的主要现象和有效的处理措施,并阐述了辐射段炉管堵塞的主要原因,为同类装置避免类似现象发生和处理提供了依据。 关键词:裂解炉;辐射段炉管;堵塞 中国石油吉林石化公司乙烯厂(以下简称吉化乙烯)始建于1993年,1996年9月一次性开车成功,原装置共有六台LSCC1-1型“门式”裂解炉(F0101~F0601),裂解原料石脑油、轻柴油、加氢尾油及循环乙烷/丙烷等,单台乙烯生产能力为60 kt/a,采用五开一备的生产方式,规模为300 kt/a 乙烯。在2001年吉化乙烯进行了一期扩能改造,新建了一台PyroCrack6型裂解炉(F0701),裂解原料为装置自产的循环乙烷及丙烷,使吉化乙烯的生产能力达到了380 kt/a。在2004年吉化乙烯进行了二期扩能改造,新建了两台PyroCrack1-1SR型“门式”裂解炉(F0801~F0901),裂解原料为石脑油、循环乙烷/丙烷,单台炉乙烯生产能力为120 kt/a,在二期改造过程中,为了实现装置生产能力达到700 kt/a的目标,结合原有六台裂解炉运行情况,2004年6月至2005年10月先后对F0101~F0601裂解炉进行了扩能改造。改造采用KTI技术,将原有LSCC1-1型炉管更换为GK-6型炉管,单台裂解炉乙烯生产能力由原来的60 kt/a提高到80 kt/a以上。改造内容包括更换辐射段炉管、对流段部分管束(高压蒸汽过热段)、底部火嘴、增加除焦罐及燃料控制系统等。2007年11月,由于裂解炉周期的影响,新建了一台裂解炉(F1001),提高了裂解炉的备用系数,保证了装置的满负荷运行。 从开车至今,裂解炉辐射段炉管在运行及升温过程中多次出现堵塞现象,给裂解炉的安全运行甚至是装置的平稳运行都带来严重威胁。下文对吉化乙烯装置裂解炉辐射段炉管堵塞的情况进行了总结分类和深入分析原因,并提出相应对策。 1.处于横跨段集合管末端的炉管堵塞 2004年至2005年F0101~F0601裂解炉改造后,两侧高温的烃/蒸汽混合物离开对流段,分别汇集到一根横跨段集合管然后进入辐射段炉管。每一根辐射段炉管进口,都装有一个临界流量文氏管(亦称文丘里管),以确保在正常的操作中有良好的流量分布。每台裂解炉有112个进口(每侧炉膛有56组),对应于112组 GK6型辐射段炉管。改造后设计运行周期为60天,但是实际运行20天左右时,多次出现处于横跨段集合管末端的炉管对应的废热锅炉出口温度迅速上涨,现场检查发现处于集合管末端的辐射段炉管上升管变得红亮(对应的下降管还是黑色的),有堵塞的迹象,虽然采取了对该组炉出口温度进行大幅度低控等措施,但不久该炉管还是会堵塞。2006年至2007年每年发生类似事件都在10次以上。 原因分析: 经过实际参数与设计参数对比发现,实际横跨压力远远低于设计值,确定原因为物料分配不均,物料
第二节裂解汽油加氢 一、裂解汽油的组成 裂解汽油含有C6~C9芳烃,因而它是石油芳烃的重要来源之一。裂解汽油的产量、组成以及芳烃的含量,随裂解原料和裂解条件的不同而异。例如,以石脑油为裂解原料生产乙烯时能得到大约20%(质、下同)的裂解汽油,其中芳烃含量为40~80%;用煤柴油为裂解原料时,裂解汽油产率约为24%,其中芳烃含量达45%左右。 裂解汽油除富含芳烃外,还含有相当数量的二烯烃、单烯烃、少量直链烷烃和环烷烃以及微量的硫、氧、氮、氯及重金属等组分。 裂解汽油中的芳烃与重整生成油中的芳烃在组成上有较大差别。首先裂解汽油中所含的苯约占 C6~C8芳烃的 5 0%,比重整产物中的苯高出约5~8%,其次裂解汽油中含有苯乙烯,含量为裂解汽油的3~5 %,此外裂解汽油中不饱和烃的含量远比重整生成油高。 二、裂解汽油加氢精制过程 由于裂解汽油中含有大量的二烯烃、单烯烃。因此裂解汽油的稳定性极差,在受热和光的作用下很易氧化并聚合生成称为胶质的胶粘状物质,在加热条件下,二烯烃更易聚合。这些胶质在生产芳烃的后加工过程中极易结焦和析碳,既影响过程的操作,又影响最终所得芳烃的质量。硫、氮、氧、重金属等化合物对后序生产芳烃工序的催化剂、吸附剂均构成毒物。所以,裂解汽油在芳烃抽提前必须进行预处理,为后加工过程提供合格的原料。目前普遍采用催化加氢精制法。 1.反应原理 裂解汽油与氢气在一定条件下,通过加氢反应器催化剂层时,主要发生两类反应。首先是二烯烃、烯烃不饱和烃加氢生成饱和烃,苯乙烯加氢生成乙苯。其次是含硫、氮、氧有机化合物的加氢分解(又称氢解反应),C—S、C—N、C—O键分别发生断裂,生成气态的H2S、N H3、H2O以及饱和烃。例如: 金属化合物也能发生氢解或被催化剂吸附而除去。加氢精制是一种催化选择加氢,在
1、适用范围: 本方案仅适用于中原石油化工有限责任公司大修乙烯装置BA106裂解炉改造对流室炉管与工艺管道焊接。 2、编制依据: 2.1《现场设备、工业管道焊接工程施工及验收规范》————GB50236-98; 2.2《石油化工有毒、可燃介质管道工程施工及验收规范》——SH3501-2002; 2.3《石油化工管式炉碳钢和铬钼钢炉管焊接技术条件》———SH3085-1997; 2.4《石油化工铬镍不锈钢、铁镍合金和镍合金焊接规程》——SH/T3523-2009; 2.5《石油化工异种钢焊接规程》—————————————SH/T3526-2004; 2.6《石油化工建设工程施工安全技术规范》————————GB50484-2008; 2.7中国石化工程建设公司与乙烯车间提供的设计图纸及资料; 3、工程概况: 3.1工程简述: 1)本工程为中原石油化工有限责任公司大修乙烯车间BA106裂解炉改造,对流段炉管、集合管、联箱全部更换,与炉管连接的外部工艺管道保护性拆装,辐射室原料线拆装;涉及到工艺管道焊接接头的材质为A106B、20#、20G、A312 TP304H、A312 TP347、A312 TP347H、A312 TP321H、A335 P11、A335 P22、A335-P11 +TP304H、A335-P22 +TP347H、 A335 P11+A335 P22;根据不同材质的特点采取相应的措施,确保焊接质量达到规范要求。 3.2工程特点: 1)主要施工难点是焊接接头种类繁多,既有同种、同类材料之间的连接,又有不同类型、不同材质之间的异种钢接头,管壁厚度较厚,空间预留小,安装作业面狭小,高空作业,加深施工人员作业难度。 3.3主要工程量: 1)对流室炉管焊接口为24道,寸D量为104寸。 2)对流室工艺管线焊接口为92道,寸D量约为508寸。 3)辐射室原料线焊接口为108道,寸D量为104寸。 4、焊接施工准备: 4.1技术准备: 1)施工前焊接技术人员应熟悉图纸及规范标准,编制施工技术方案。 2)焊接技术人员按图纸及规范要求,编写焊接工艺指导书,组织进行焊接工艺评定。
乙烯装置裂解技术进展及其国产化历程 王子宗,何细藕 (中国石化工程建设有限公司,北京100101) 摘要:简述了蒸汽裂解技术的发展过程、发展方向以及目前的现状。介绍了目前裂解技术在与辐射炉管相关技 术、与节能环保相关技术、大型化、裂解炉改造、先进控制及优化等方面的主要进展,并介绍了哪些技术效果 好、哪些技术仍然存在问题。简要回顾了中国石化北方炉(CBL)裂解技术的发展过程,以及工艺国产化、设备 国产化、工程设计国产化以及大型化的情况。介绍了CBL 裂解技术在裂解炉节能改造、天津与镇海1000 kt/a 乙 烯装置中的工业应用情况、150 CBL-Ⅶ型kt/a 裂解炉的工业应用情况及200 kt/a 裂解炉的开发情况。最后指出了 蒸汽裂解技术取得突破进展所存在的瓶颈在于防止结焦,总结了CBL 技术经历30 年发展并最终进入国际市场的 过程中每个阶段所解决的问题。介绍了CBL 裂解技术特点,并指出了其与国外技术相比所占的优势。 关键词:蒸汽裂解;裂解炉;北方炉;国产化 中图分类号:TQ 02 文献标志码:A 文章编号:1000–6613(2014)01–0001–09 DOI:10.3969/j.issn.1000-6613.2014.01.001 Progress of cracking technology of ethylene plant and its development in China WANG Zizong,HE Xi’ou (Sinopec Engineering Incorporation,Beijing 100101,China) Abstract:The development history,direction and current status of steam cracking technology are reviewed. The major progress of steam cracking technology in recent years include the technology related to the radiant coil,energy saving and environmental protection,single furnace capacity increase,revamp of cracking furnace,advanced control and optimization in operation. Some technologies have good effect in operation,and some technologies have problems or need to make improvement. The development history of Sinopec CBL steam cracking technology is reviewed,and the following aspects are included:process technology,major equipment domestic fabrication, engineering design and large-scale of cracking furnace capacity. The application of CBL cracking technology in furnace revamp,Tianjing and Zhenhai 1000 kt/a ethylene unit is introduced. The application of 150 kt/a CBL-Ⅶ cracking furnace and the development of 200 kt/a CBL cracking furnace are also introduced. The bottleneck of steam cracking technology is pointed out to be the anti-coke technology,and the problems solved in the different stages during 30 years
0.25Mt/a乙烯裂解装置工艺 摘要 乙烯裂解炉是乙烯生产中的关键设备,其平稳、安全、高效运行对乙烯生产过程具有举足轻重的作用,因此对乙烯裂解炉装置实施工艺条件选择、操作优化具有重要的理论和实际意义。 本设计主要是设计年产25万吨的乙烯装置工艺。烯烃裂解技术是将较高级烯烃转化为乙烯、丙烯等较低级烯烃的烯烃转换技术。其工艺以烯烃的热力学平衡为基础,采用一种合适的催化剂(如改性的ZSM-5或其它类型的沸石),把C4和C5等高碳烯烃转换为低碳烯烃(主要为乙烯、丙烯和丁烯)。低碳烯烃具体组成与原料烯烃的碳数无关,由反应条件和催化剂决定。 通常使用的原料为蒸汽裂解装置的C4和C5馏分、FCC装置的C4馏分和汽油中的C5馏分。由于原料中的二烯烃易产生结焦,因此应预先将其选择性加氢转化成烯烃。 首先介绍了国内外乙烯工业现状及发展趋势,以及乙烯技术进展。然后介绍了生产乙烯的各种方法,乙烯工艺流程的简述,尤其是裂解部分,压缩和分离部分进行了详细的叙述。本设计采用的是管式裂解炉,因此对管式裂解炉进行了详细的叙述。最后对设备的物料及能量进行了计算,并讨论了本设计的不足。 关键词:发展状况,生产技术,工艺流程,裂解炉
1.概述 1.1国内外乙烯发展的状况 1.1.1世界乙烯产需概况及展望 1.1.1.1世界乙烯工业现状 2004年世界乙烯生产能力11290万吨,产量10387 万吨,主要集中在欧美发达国家。乙烯工业随着全球经济形势呈现周期性变化。1988~1995年乙烯工业处于快速发展时期。世纪之交,受亚洲金融危机等一系列政治、经济事件的持续影响,乙烯工业增速放缓。2003年下半年以来,全球经济逐步复苏、中国等发展中国家经济增势强劲,乙烯工业呈现产能趋紧,价格回升,效益上扬的势头。 乙烯工业日趋走向成熟。欧美等发达国家已进入产业成熟期。发展中国家正处于集约化经营的产业升级换代时期。中东等地产油国逐步成为产业发展新兴力量。 乙烯工业规模化、集约化经营日趋明显。跨国公司加快了以兼并重组、突出核心业务为特征的产业结构调整步伐,加强对资源、技术和市场的控制,在生产、贸易、直接投资、技术开发和转让方面占主导地位。园区化模式成为发展主流。主要乙烯生产国园区化比重高达50%以上,以提高资源和公用设施利用率,降低建设投资和经营成本。 乙烯工业发展重点逐步转向亚洲,尤其是中国。欧美地区乙烯需求增长缓慢。亚洲,特别中国经济持续快速发展,乙烯需求不断增加,