干燥处理。由于采用分馏的方式对产物进行分离，所以干燥工序是必须的。干燥后的产品气送脱乙烷塔，从该塔顶排出C2以及更小分子量化合物的气相物流经压缩后入乙炔转化装置，脱乙烷塔底排出的丙烷以及更大分子量化合物组成的液相物流入脱丙烷塔。
在乙炔转化塔中，乙炔加氢生成主产品乙烯后入脱甲烷塔，脱甲烷塔顶分离出轻端产品气体（甲烷、H2等）并入燃气管网，塔底的液相物流入C2分离器。
C2分离器顶部排出乙烯气体产品，送储罐。底部物流加热后入燃气管网。 脱丙烷塔中，物流按其沸点分为两部分，即C3产物与C4＋产物。C3产物送入C3
分离器分离出丙烯气态产物，送灌区储存，丙烷或排入燃气管网，或回收出售。C4＋产物入脱丁烷塔分离出C4与C5产品，作为副产品出售。
3）产物回收单元是通过低温、高压的方式对产物进行分离的。在该过程中，需要大量的制冷剂，丙烯既是较好的制冷剂，又是本系统的主产物，所以作为制冷剂的丙烯用于各个冷却器、冷凝器、再沸器、闪蒸塔、压缩机、抽吸塔等装置。 5.11.3.3 主要设备
流化床反应器，1台 流化床再生器，1台 乙烯分离塔，1台 丙烯分离塔，1台 5.12 丙烯聚合技术 5.12.1 工艺技术方案选择
聚丙烯生产工艺按反应介质和反应器结构可分为四种类型，其工艺如下： 溶液法：该工艺是最古老的聚丙烯生产工艺之一。聚合温度高达140℃～150℃，副产大量的无定形聚合物。该技术早已过时，目前只有Eastman公司由于对无定形聚丙烯的内部需要而采用该技术。
本体法：该工艺以液态丙烯作为聚合介质，液相本体聚合反应速率高于溶剂聚合反应速率。本体法由于没有使用溶剂而减少了溶剂回收工序，流程短，易于操作。该类技术最早于1964年由美国Dart公司实现工业化，采用串联三台立式搅拌反应器，利用丙烯蒸发冷凝撤出反应热。采用环管反应器的本体法工艺由Phillips Petroleum（菲利浦斯石油公司）开发成功并实现工业化生产。本体法工艺技术在70年代发展较快，70年代后期改造、新建工厂大多基于此法。
气相法：该工艺中丙烯在气相聚合，采用搅拌床或流化床反应器，用部分丙烯液体气化和冷却循环气撤出反应热。1969年，德国BASF公司首先开发出采用立式搅拌床气相聚合反应器的Novolen工艺，实现了气相法聚丙烯生产工业化。由于高效催化剂的开发，气相法工艺自70年代后期以来发展很快，被认为是最有希望的工艺，尤其是近10年来各种气相法工艺发展迅速，1998年已经占到当年全球聚丙烯生产能力的27.9%，而1990年气相法技术的生产能力仅占全球聚丙烯生产能力的14.7%，其市场
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＋
份额8年中几乎增长了一倍。
本体法-气相法组合工艺：80年代初，随着第三、四代载体高活性/高立体选择性（HY-HS）催化剂的研制成功，Montedison公司开发出采用环管反应器具有划时代意义的本体法新工艺—Spheripol工艺，三井化学公司开发出采用釜式反应器的本体法工艺—Hypol工艺。这两种工艺都采用气相反应器生产抗冲共聚物。现在，这类本体法和气相法组合的工艺技术已发展成为最广泛采用的聚丙烯工艺技术，迄今全球一半以上的聚丙烯生产能力采用这类工艺技术。
目前世界上主要的聚丙烯生产工艺技术及专利商见表5-16。所有这些工艺技术都采用本体法、气相法或本体法和气相法的组合工艺生产均聚物和无规共聚物，再串联气相反应器系统（一个或两个）生产抗冲共聚物。本方案推荐采用Basell的Spheripol工艺。
表5-16 世界主要的聚丙烯生产工艺技术
聚 合 方 式 均聚物 串联双环管反应器 单环管反应器+气相流化床 本体搅拌釜+气相流化床 气相流化床 抗冲共聚物 气相流化床 气相流化床 气相流化床 气相流化床 专利商及工艺技术 Basell的Spheripol工艺 Borealis的Bostar工艺 三井化学的Hypol工艺 截止2002年的建成装置生产能力(万t/a) ①1350 20 224.8 538 37.5 372.5 188.2 60 ②Dow/UCC的Unipol工艺 住友化学气相法工艺 立式气相搅拌釜 立式气相搅拌釜 ABB-Equistar的Novolen工艺 BP Innovene气相法工艺 卧式气相搅拌釜 卧式气相搅拌釜 Chisso气相法工艺 ①包括中国国产化设计的9套装置生产能力共83.5万t/a。 ②包括中国国产化设计的5套装置生产能力共42万t/a。
5.12.2 工艺流程说明：
Spheripol工艺过程包括原料精制、催化剂制备、预聚合及液相本体反应系统、气相反应系统、聚合物脱气及单体回收、聚合物汽蒸干燥、挤压造粒等工序。
助催化剂和给电子体（主要作用表现在：影响聚丙烯的等规度和结晶度；改变催化剂的活性；控制催化剂的分子量等。结构类型有二酯类化合物、烷氧基硅化合物等）分别用计量泵加入预聚合反应器，3种催化剂在进入预聚合反应器之前先在小的容器内预接触混合活化，然后用低温丙烯将催化剂混合物带入预聚合反应器。
均聚物的聚合反应是在环管反应器中进行。反应器底部配有一台轴流循环泵以保证浆液高速循环。
预聚合后的催化剂淤浆进入环管反应器，在此加入单体丙烯和调节分子量的氢气。一部分丙烯进行了聚合，余下的丙烯仍为液态而作为固体聚合物的稀释剂。循环泵使淤浆高速循环并混合均匀，以防止固体沉积和改进传热效果。环管反应器内的淤浆浓
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度均保持在55%（质量分数）左右。
聚合反应的压力为3.4MPa～4.4MPa，反应温度为70℃～80℃。用冷却水夹套导出反应热，最后通过板式换热器用循环冷却水将聚合热撤出反应系统。
高速循环的一部分聚合物淤浆从反应器底部连续排出，经过一条加热管（又称闪蒸加热管）用蒸汽加热以保证随浆液排出的液相单体全部气化，然后将气态和固态的物料送到旋风分离器式闪蒸罐，在约1.8 MPa压力下将未反应的丙烯闪蒸出去而与聚合物分离。
从闪蒸罐分离出来的未反应的丙烯、丙烷气体进入高压丙烯洗涤塔，出塔气与从袋滤器顶部分离出来经压缩机升压后的丙烯气体混合，经冷却和冷凝后送至丙烯进料罐，在此与补充的新鲜丙烯混合，再用泵送至聚合反应器使用。
高压闪蒸后的聚合物仍含有少量单体，进一步用接近常压操作的袋滤器分离出单体或在生产抗冲共聚物时加入气相反应器。袋滤器的操作压力约为0.5MPa，分离出的低压气体经洗涤并压缩至1.8 MPa以上与高压闪蒸的气体一起循环回反应器。
从闪蒸罐底部出来的均聚物粉料直接进入第一共聚反应器。与此同时，按一定比例恒定加入乙烯、丙烯和氢气，以达到共聚产品所需要的聚合物组成和性质。
生产抗冲共聚物时，使用一个共聚反应器，生产聚烯烃合金（制备聚烯烃的过程中，通过添加一些特有的化合物，使其参加反应，以达到改善聚烯烃性能的目的。例如，添加乙丙橡胶（EPDM），可增加聚丙烯的韧性；添加聚酯（PBT）可提高其耐热性等）时需要连续使用两个共聚反应器。
如果生产聚烯烃合金，则从第一共聚反应器底部出来的粉料在压力下先送到一个旋风分离器。分离出来的气体返回到前面所述的袋滤器，固体粉料进入第二共聚反应器。在此再按一定比例恒定加入丙烯、乙烯和氢气，以生成聚烯烃合金。
从气相反应器底部出来的抗冲共聚物粉料，排入袋滤器，分离出粉料中未反应的丙烯、乙烯、氢气等。该低压气体压缩升压后经精馏塔分离出乙烯和氢气并循环回气相反应器，塔底丙烯则循环回均聚反应器。
从袋滤器底部出来的粉料进入汽蒸罐，在此与低压蒸汽直接接触，吹除粉料中的丙烯和丙烷，也使残留催化剂失去活性。蒸汽经冷凝后排至隔油池后送生化处理，被蒸出的丙烯和丙烷压缩升压后送出界区以便回收。
从汽蒸罐出来的粉料被送到流化床干燥器，在此停留约5 min～10min，用闭路循环的热氮气吹除粉料表面的水分。干燥后的粉料用闭路氮气气流输送系统送至粉料仓并进一步挤压造粒。 5.12.3 主要设备
环管反应器，1台 气相反应器，1台 汽蒸罐，1台
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5.13 乙烯聚合技术 5.13.1 工艺技术方案选择
聚乙烯的主要类型包括低密度聚乙烯（LDPE）、线形低密度聚乙烯（LLDPE）、高密度聚乙烯（HDPE）。根据市场分析的结果，本预可研以HDPE作为目标产品。
HDPE有四种主要的生产技术，即气相流化床法、中压溶液法、搅拌釜重稀释剂浆液法和环管反应器浆液法。
采用气相流化床法，乙烯在流化床反应器中聚合，形成粒状聚合物。过程中，需添加聚合级共聚单体（α-烯烃，一般为C4～C6），附着在载体上的钛催化剂连续地加入反应器，产品颗粒不断取出。循环气流使成长着的聚合物颗粒床呈现流化态，反应热通过外部冷却器移出。
采用中压溶液法，乙烯和共聚单体在环己烷溶液和连续搅拌釜反应器中聚合，使用Ziegler做催化剂。形成的聚合物留在溶液中。在反应器出口处注入催化剂脱活剂，聚合物溶液在高温下流经铝床层，将残余催化剂吸收。再经二段闪蒸，未反应单体从聚合物中分离出来后，循环返回反应器。
采用搅拌釜重稀释剂浆液法，乙烯在串联的两个搅拌式反应器中聚合。用离心机将聚合物淤浆从稀释剂主体中分离出来而无需进一步除去催化剂。
采用环管反应器浆液法，催化剂为附着在载体上的三氧化二铬。温度是控制聚合物分子量的主要参数。离开反应器的聚合物淤浆进行闪蒸，分离出异丁烷稀释剂。稀释剂经精制返回反应器。
在HDPE生产工艺中，液相法比气相法具有优势，而浆液法和溶液法所占比例最大。目前两种应用最广泛的浆液法工艺是轻稀释剂的环管反应器工艺（Phillips和Solvay）及重稀释剂的搅拌釜（槽）式工艺（Hoechst、Nissan、三井）。表5-17列出四种HDPE生产工艺的经济性对比（设定项目均建在美国海湾地区），表5-18、表5-19分别列出了近年部分国家和地区新建或扩建的HDPE装置及国内的HDPE生产装置所采用的聚合技术。
表5-17 HDPE生产工艺的经济性对比
项目 投资，百万美元 界区内 界区外 总固定资本 电，kW·h/kg 操作工/班 维修费（界区投资的比例），% 维修材料费（界区内投资的比例），% 生产成本，美分/kg 原料 公用工程 流化床 34.7 20.9 55.6 0.38 8 1.0 1.0 47 1.5 工艺过程 溶液 搅拌釜 重稀释剂 34.5 24.6 59.1 0.23 8 1.5 1.5 47 0.84 34.3 28.2 62.5 0.27 8 1.5 1.5 48 2.1 环管 34.7 28.6 63.3 0.43 8 1.5 1.5 47 2.5 34
项目 总变动成本 直接生产成本 总现金生产成本 折旧费（总固定资本的10%） 车间成本 行政费、销售费及科研费 生产总成本 产品价值（包括25%投资回报率） 流化床 49 51 53 4.1 56.8 6.6 63.4 73.6 工艺过程 溶液 搅拌釜 重稀释剂 48 50 52 4.3 56.8 6.6 63.4 74.2 51 53 55 4.6 59.6 6.6 66.2 77.7 环管 50 54 54 4.6 58.8 6.6 65.4 77.0 表5-18 近年部分国家及地区HDPE的生产技术
公司 Lyondell Phillips Chevron Fina EPCO 油公 TPE Haldia 台塑 UCC 国家或地区 美国 美国 美国 美国 埃及 韩国 泰国 印度 中国台湾 加拿大 生产技术 Soli/Nissan Phillips Unipol Phillips BP 三井 三井 三井 BP Unipol 生产规模，万t/a 24.5 18 11.5 20 20 20 20 20 24 45 开车时间 1998/99 1997/98 1998 1997 2000 1997 1997 2000 1999 2000 表5-19 我国HDPE的生产技术
生产厂商 北京助剂二厂 辽化公司化工三厂 大庆石化总厂塑料厂 扬子石化公司塑料厂 齐鲁石化公司烯烃厂 燕山石化公司化工一厂 兰化公司 北京助剂二厂 规模/（万t/a） 0.8 3.5 14.0 14.0 14.0 14.0 7.0 1.0 投产时间 1965 1979 1986 1987 1987 1994 1997 1997 采用技术 浆液法（国内技术） 德国赫斯特浆液法 三井油化浆液法 三井油化浆液法 美国UCC气相法 浆液法（国内技术） 浆液法（国内技术） 浆液法（超高分子量） 从表5-17所列数据可以看出，四种主流生产工艺中，搅拌釜重稀释剂工艺的产品价值优于其它三种。三井油化浆液法在我国有业绩，技术先进、设备结构紧凑，在国外技术市场所占比例也较大，故作为本预可研推荐技术方案。 5.13.2 三井工艺流程说明
三井工艺流程图见预可研报告第二份册《图表与附件》之附图23和附图24。 将聚合级乙烯送入干燥器C-101A（或B）。然后，与大部分由正己烷组成的循环稀释剂物流一起，送入反应器R-101A。同时送入反应器的还有催化剂。对某些牌号，还需加入少量的氢来控制分子量。反应器装有高强度的搅拌器和一排内部冷却盘管，外壳通冷却水加以冷却。反应器在充满液体的情况下操作。聚合生成的聚乙烯颗粒基本上不溶于正己烷稀释剂中。
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反应温度90℃，压力1.8MPa。来自第一个反应器的淤浆进入了几何尺寸、形状以及反应温度与之相同的第二个反应器R-101B中。聚合继续进行，生产出浓度为34%（m）的最终淤浆固体，单体转化率极高，达到97%。
反应器出口淤浆从第二个反应器流出，在轻馏分汽提塔C-103中闪蒸至压力0.14MPa。未反应的乙烯从汽提塔C-103顶部出去。此物流还含有乙烷以及2%的循环己烷稀释剂，经压缩机（K-101和K-102）两级压缩到2.5MPa，送往清除塔C-104。在此，将己烷回收供循环，清除乙烯从塔顶取出。
轻馏分汽提塔C-103的淤浆，经离心分离回收大部分的稀释剂，经由干燥器C-102A（或B）循环至反应器。来自离心分离机S-201的滤饼，一般含有约30%（m）的挥发组分。将固体滤饼直接送往第一干燥器S-202，将挥发组分的含量降到5%（m）。该干燥器以氮气闭合循环进行操作。在洗涤器V-201中通过与冷却的正己烷直接接触，气化稀释剂被冷凝下来。入干燥器的热气体入口温度控制在130℃左右，以避免聚合物颗粒的熔融和附聚。
闪蒸干燥器部分干燥过的聚合物粉末，送至最终流化床干燥段，基本上将所含有的烃稀释剂从产品中除去。流化床干燥器S-203也靠循环氮来运转，在洗涤器V-202中通过与冷却的己烷直接接触，也将气化稀释剂冷却下来。由于必须将聚合物中残余挥发组分降到非常低的水平，洗涤器有必要在约-18℃下操作。将第二流化床干燥器干燥过的聚合物颗粒送到聚合物挤出和切粒系统。
将自干燥器洗涤系统回收的烃稀释剂送入清洗塔C-104，接着循环回反应器。离心分离机S-201的一部分滤液进行处理，将重馏分除去。此物流被送入重馏分塔C105。在此，重馏分作为塔底物流被移走，送往废物处理工段。塔顶正己烷物流经干燥器C-102A（或B）循环回反应器。 5.13.3 主要设备
搅拌釜反应器，2台 轻馏分汽提塔，1台 清洗塔，1台 重馏分塔，1台 流化床干燥器，1台。
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