毕业设计（论文）-12.8万吨年多组分轻烃分离装置工艺设计.doc

本科生毕业设计（论文）题 目： 12.8万吨/年多组分轻烃分离装置工艺设计 学生姓名： 系 别： 化学化工系 专业年级： 2010级化学工程与工艺专业 指导教师： 2014年 5 月 20 日中国石油大学胜利学院本科毕业设计(论文)摘要轻烃分离是依据各组分的相对挥发度以及物理性质的不同而进行的。本装置通过分离甲烷，乙烷，乙烯，丙烷，丙烯，丁烯，经过轻烃分离可以得到多种价值更高的产品。开发新型的轻烃分离装置以及改善设计，对提高生产效益具有重要的意义。根据设计任务的要求，此设计共包括三个精馏塔的工艺流程设计、物料衡算、热量衡算、原材料及动力消耗定额及消耗量计算、设备计算及选型。对于填料塔选用了合适的填料。对板式塔，采用了F型浮阀塔板，并进行了塔板水力学的校核计算。得到了比较理想的工艺流程及设备选用。关键词：轻烃分离；精馏塔；设计； ABSTRACT The separation of light hydrocarbons rests on the relative volatility difference and the physical property difference of the various components. This equipment separates the Methane, ethane, ethylene, propane, propylene, butene.Peolpe can obtain more valuable products by means of the separation of light hydrocarbons. The development of the new light hydrocarbon equipment and the improvement of the design are important to raise profit.According to the requirements of the design, this paper including the process design, the material calculation, heat calculation, the norm and calculation of raw material as well as power consumption, the calculation and selection of equipment. The designer chooses a suitable packing for packed tower. For tray column, the designer use the F-type floating valve tray and make a checking calculation for tower board hydraulics, coming to an ideal process and equipment selection in the end.Keywords: Light hydrocarbon separation; N-pentane blowing agent; design 目录第一章 总论11.1 原料及产品11.2 装置概况11.3 原料性能、用法、生产方法11.4 乙烯生产工艺技术简介2第二章 工艺流程设计122.1工艺流程设计122.1.1 工艺方案12第三章物料衡算173.1 原始数据的获得183.2 T-101物料衡算183.2.1 T-101清晰分割物料衡算183.2.2 确定塔的操作压力及温度193.2.3 确定最小回流比213.2.4 确定最适宜的回流比223.2.5 全塔效率及确定实际塔板数233.2.6 进料温度的确定233.3 T-201清晰分割物料平衡243.3.1 T-201清晰分割物料衡算243.3.2 确定塔的操作压力及温度25 3.3.3 确定最适宜的回流比.273.3.4 全塔效率及确定实际塔板数283.3.5 进料温度及压力的确定293.4 T-301物料衡算293.4.1清晰分割物料衡算293.4.2 确定塔的操作压力及温度30 3.4.3确定最小回流比323.4.4 确定最适宜的回流比323.4.5 进料温度的确定33第四章 能量衡算344.1 T-101能量衡算344.1.1 焓值衡算344.1.2 热负荷的计算354.1.3 计算传热剂用量364.2 T-201能量衡算364.2.1 焓值计算364.2.2 热负荷的计算374.2.3 计算传热剂用量374.3 T-301能量衡算374.3.1焓值计算374.3.2 热负荷的计算384.3.3计算传热剂用量38第五章 设备工艺计算及选型405.1 塔的设计与选型405.1.1 T-101的设计与选型405.1.2 T-201的设计与选型555.1.3 T-301的设计与选型70第6章 设计结果汇总表74 6.1 全塔的物料衡算表.74 6.2全塔的热量衡算表.74 6.3各塔的操作条件表.75 6.4各塔的冷水用量和蒸汽用量表.76第七章 小结777.1 设计陈述777.2 体会和收获77致 谢78参考文献79 第一章 总论1.1 原料及产品表1-1 原料组成表序号原料组分组成，m%1甲烷2.372乙烷16.563乙烯36.254丙烷9.585丙烯30.016丁烯5.23(1)产品及其规格（均为mol%）乙烯：95.0%丙烯：96%(2)循环冷却水上水T=35，加热用低压饱和蒸汽P=0.8MPa(G)1.2 装置概况本装置是1万吨/年轻烃分离装置，原料是含有甲烷，乙烷，乙烯，丙烷，丙烯，丁烯。所要得到的产品是较纯的乙烯和丙烯。生产方法为依据各组分的相对挥发度及物性的不同进行分离和精馏，最终得到符合生产要求的产品。1.3 原料各组分的性能、用途1.3.1甲烷物理性质：甲烷是无色、无味、可燃和微毒的气体。甲烷对空气的重量比是0.54，比空气约轻一半。甲烷溶解很小，在20、0.1千帕时，100单位体积的水，只能溶解3个单位体积的甲烷。化学性质：甲烷燃烧产生明亮的蓝色火焰，然而有可能会偏绿，因为燃甲烷要用玻璃导管，玻璃在制的时候含有钠元素，所以呈现黄色的焰色，甲烷烧起来是蓝色，所以混合看来是绿色。 主要用途：天然气，沼气，用于燃烧供热。1.3.2乙烯物理性质： 通常情况下，乙烯是一种无色稍有气味的气体，密度为1.25g/L，比空气的密度略小，难溶于水，易溶于四氯化碳等有机溶剂。 化学性质：主要是加成反应、加聚反应和氧化反应。乙烯可以与卤素单质（液体、水溶液、四氯化碳溶液等）、卤化氢、氢气、水、HCN等加成；加聚生成聚乙烯；乙烯可以被强氧化剂氧化，如：KMnO4溶液。乙烯燃烧则是完全氧化。 主要用途： 用于制聚乙烯（自身加成）、聚氯乙烯、醋酸等，还可用来催熟水果。 1.3.3乙烷物化性质：无色气体，气体的相对密度1.56（空气1）。液体相对密度0.531（0）微溶于水。化学性质：化学性质很稳定，不容易发生化学反应。与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限2.49.5（体积）。主要用途：丙烷是裂解乙烯和丙烷的原料，也可用原料和冷冻剂，在有机合成中，可用于制造含氧化合物和低级硝集烷等。1.3.4丙烯物理性质：化学式 CH3CHCH2 无色略带甜味的气体，沸点-47.7，临界温度92,临界压力4.56MPa。化学性质：化学性质活泼，易发生氧化、加成、聚合等反应。主要用途：是基本有机化工的重要基本原料，工业上主要由烃类裂解所得到的裂解气和石油炼厂的炼厂气分离获得，用于制丙烯腈、环氧丙烷、丙酮等。用以生产多种重要有机化工原料、生成合成树脂、合成橡胶及多种精细化学品等。 1.3.5丙烷物化性质：无色气体，气体的相对密度1.56（空气1）。液体相对密度0.531（0）微溶于水，化学性质：化学性质很稳定，不容易发生化学反应。与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限2.49.5（体积）。主要用途：丙烷是裂解乙烯和丙烷的原料，也可用原料和冷冻剂，在有机合成中，可用于制造含氧化合物和低级硝集烷等。1.3.6丁烯物理性质：常态下均为无色气体，不溶于水，溶于有机溶剂。有微弱芳香气味。分子量56.1，密度0.5951g/cm3（20/4），沸点-6.90。化学性质：易燃、易爆.，爆炸极限为1.8%9.6%.主要用途：重要的基础化工原料之一。丁烯水合为仲丁醇可进而生产甲乙酮，氧化脱氢制丁二烯，催化氧化制顺酐及乙酸，1-丁烯自聚可制造聚1-丁烯，与乙烯共聚为线型低密度聚乙烯。 1.4.乙烯生产工艺技术简介1.4.1 装置简介*乙烯以石脑油为原料，管式炉裂解来生产乙烯。*乙烯装置采用美国鲁姆斯专利技术，由加拿大公司总承包，日本东洋工程公司负责工程设计。本装置包括两套工艺单元：即乙烯单元和汽油加氢单元。以丙烷馏分、丁烷馏分、重整液化气、重整泊头油、直流石脑油及不凝气、粗丙烷为原料。采用五台SRT-型裂解炉和一台CBL-型裂解炉裂解，经急冷、压缩、顺序深冷分离等工序年产14万吨/聚合级乙烯、6万吨/年聚合级丙烯及4.8万吨/年加氢汽油。同时装置还设有水精制、热水和污水处理三套辅助装置。1.4.2 基本原理 (1) 裂解烃类裂解过程是一个十分复杂的化学反应过程，对于石脑油的裂解，因其组分复杂，目前尚未得出统一结论，一般包括下述部分：链烷烃的裂解生成乙烯，丙烯的反应。丙烯、丁烯的裂解，加氢生成乙烯，甲烷的反应。烯烃或二烯烃的聚合环化反应。环烷烃的脱环基反应，开环裂解反应。环烷烃的开环脱氧反应，脱氢反应。烷基芳烃的脱烷基反应。芳烃的重缩合反应，生成多环芳香族烃反应，连烷烃的裂解目前认为是游离基的连锁反应。乙烷裂解：连锁开始：C2H6 + C2H62CH3 + C2H6连锁传播：C2H6 + CH3CH4 + C2H5 C2H5C2H4 + H C2H6 + HC2H5+ H2连锁停止：C2H5+ C2H5C5H10石脑油裂解：连锁开始：R1HR2+ R3连锁传播：R2+ R1HR3H + R1 R3+ R1HR5H + R1 R1CnH2n + R4连锁停止：R1+ R4生成物 (2) 分离 脱硫 裂解气中酸性气体的清除在裂解气压缩机三、四段段间碱洗塔内进行，发生的中和反应如下：H2S +2NaOHNa2S+2H2OH2S +Na2SNaHSCOS+2NaOHNaSC0ONa+Na2SNaSC0ONa+2NaOHNa2CO3+H2O+Na2SCO2+2NaOHNa2CO3+H2OSO2+2NaOHNa2SO3+H2O 乙炔加氢本装置采用气相C2馏分产品选择性加法脱除乙炔，加氢反应是在含Cat存在下进行的，反应式如下：主反应：C2H2+H2C2H4+42.200千卡/公斤分子副反应：C2H2+H2C2H6+76.500千卡/公斤分子 C2H4+H2C2H6+33.8千卡/公斤分子 C2H22C+H2+54.500千卡/公斤分子 2C2H2+H2高分子烯烃或固体聚合物+发热量选择催化剂加氢反应分三个过程第一：C馏分及H从气相扩散Cat表面，并在其上进行吸附，为达到选择性化加氢的目的，首先要求Cat对于乙炔的吸附能力大于对乙烯的吸附能力。第二：吸附的C2馏分在Cat上进行加H，吸附的乙炔和吸附的H原子加氢H生成吸附的乙烯基，吸附的乙烯基发生歧化反应生成吸附乙烯。第三：生成的吸附乙烯进行而脱附为乙烯，为减少乙烯进一步加H生成乙烷，要求Cat对乙烯的吸附能力若，即要求乙烯的脱附速度大于乙烯进一步加氢生成乙烷的脱附速度。 甲基乙炔及丙二烯的脱除装置利用液相C产品选择性催化加氢的方法脱除甲基乙炔和丙二烯，Cat为钯系Cat，反应如下：主反应：C3H4（甲基乙炔）+H2C3H6+38000千卡/公斤分子 C3H4（丙二烯）+H2C3H6+39600千卡/公斤分子副反应：C3H6+H2C3H8+30.000千卡/公斤分子 C4H6+H2C4H8+26.800千卡/公斤分子 C4H8+H2C4H8+30.400千卡/公斤分子 C4H8高分子聚合物+发热量 CO的脱除使用镍系Cat进行甲烷化反应脱除CO主反应：CO+3H2CH4+ H2O CO2+4H2CH4+ 2H2O副反应：C2H4+H2C2H61.4.3工艺流程 原料的预处理来自界区外的C4+拔头油和石脑油物料热交换器EA-181（C4+TOP）、EA-182（NAP）加热到60进入裂解炉。 原料的灵活性气态原料，即乙烷、丙烷和液化气能在三台裂解炉中裂解。对于工况1、2、3、4裂解生产操作组态概括如下：表2-1 工况1、2、3、4裂解生产操作组态物料操作炉/炉管数目每组原料连接的管数工况1工况2工况3工况4乙烷1112丙烷333乙烷/丙烷2213乙烷/液化气223丙烷/液化气223C4+拔头油98993石脑油2573炉管数161620205裂解炉数44555 裂解和急冷提供5台SRT-IV HS裂解炉及1台CBL-型炉，5台裂解炉为正常操作，一台作为备用。在清焦期间备用炉可以连续进行操作以达到最大生产能力。来自于罐区的液体物料加热到60进入裂解炉。循环乙烷在进入裂解炉之前，在冷箱中被丙烯冷剂EA-321再次加热，循环丙烷先被丙烯冷剂汽化，接着和来自界区外的被裂解气汽化和EA-238的新鲜丙烷相混合，作为裂解炉的原料。来自界区外的新鲜液化气在进入裂解炉之前用EA-117低压蒸汽汽化。以SRT-IV HS炉为例，到所有裂解炉的每根炉管的烃进料都有流量控制，烃首先在对流段的最上部盘管中预热，再注入稀释蒸汽，然后烃与稀释蒸汽的混合物在进入辐射段炉管（发生裂解反应的地方）之前返回对流段进一步预热，每个炉子中的四根辐射段炉管的出口在炉膛内成对地合并，送到每台炉的两台废热锅炉（TLE）中，控制出口温度：820880，每台炉的两台废热锅炉通过热虹吸系统与每台炉共用的一台汽包相连，发生126 kg/cm2.G的蒸气，到每个汽包的锅炉给水用急冷油（来自EA-138换热器）和对流段烟道气预热在TLE中发生蒸汽。然后在裂解炉的对流段过热器盘管中过热到525，用锅炉给水注入到部分过热蒸汽中的方法控制过热器出口的温度。减温后，蒸汽返回对流段最后过热到预期的温度。设计的裂解炉总的热效率约为95%，对于所有裂解炉的燃料燃烧系统都设计为底部和侧壁烧咀既能烧富氢燃料气，也能烧富甲烷燃料气。正常情况下气体燃料是氢气-甲烷混合物，底部烧咀提供炉子所需总热量的60%，余下的热量由侧壁烧咀来提供。来自TLE的裂解炉流出气体汇集到输送线的总管中，用油急冷后送到汽油分馏塔(DA-101)。在汽油分馏塔DA-101，裂解气被进一步冷却，裂解燃料油产品在汽油分馏塔的底部和侧线采出，从裂解气中回收的热量首先通过急冷油系统，EA-124被用来发生稀释蒸汽。分馏塔用在急冷塔DA-104和压缩系统中冷凝液的裂解汽油做为回流.DA-104顶温39，釜温85。汽油分馏部分包括一个起粘度控制作用的燃料油汽提塔DA-103，以使循环急冷油的粘度保持在适当的范围内。通过蒸汽汽提燃料油汽提塔中燃料油的中间馏分，然后将这些馏分返回到汽油分馏塔中来实现这一目的，这种方法可使循环急冷油富含中间馏分，因此可保持低粘度、离沸点.汽油分馏塔塔底设计的正常操作温度为185，塔顶98110。燃料油汽提塔塔底物料同汽油分馏塔侧线采出的多余的裂解柴油相混合，在EA-121中用急冷水冷却，做为裂解燃料油产品送至界区。从汽油分馏塔侧线采出裂解柴油和C9-200馏分，分别在EA-757、EA-767用急冷水冷却。然后送到燃料油系统FB-752。汽油分馏塔塔顶物料进入急冷塔，与循环水直接逆流接触进行冷却和部分冷凝。急冷塔的热的循环水提供给工艺过程低值热源，即FA-207凝液加热器，裂解气加热器EA-206、脱乙烷塔再沸器EA-407、脱丙烷塔侧线再沸器EA-417，丙烯精馏塔主和侧再沸器EA-430和EA-425和甲烷汽提塔再沸器EA-421。急冷水EA-130A/B，EA-131A、B、C冷却水进一步冷却，急冷塔塔顶物料送至裂解气压缩机GB-201。汽油在急冷塔内冷凝，在塔底与循环急冷水和冷凝水相分离与部分烃凝液返回到汽油分馏塔做回流，余下部分一粗裂解汽油经EA415冷却被送到贮罐用作裂解汽油加氢的原料。 工艺水汽提和稀释蒸汽发生来自急冷系统的被冷凝的稀释蒸汽在EA-132中被二次加热并送到工艺水汽提塔DA-105。在那儿用再沸器EA-133中发生的蒸汽汽提，以脱除酸性气体和易挥发的烃类。来自工艺水汽提塔的塔顶气相在回急冷塔之前用EA-132冷却，液相用急冷油在稀释蒸汽发生器中汽化，在DS分离罐FA-115中分离发生的蒸汽在EA-128中用中压蒸汽过热，再重返裂解炉中(BA101BA-106)用作稀释蒸汽。 裂解气压缩、碱洗、裂解气干燥和凝液汽提急冷塔塔顶馏出物在五段离心式压缩机中从0.31kg/cm2.G压缩到37kg/cm2.G，在EA-203A/B、EA-204A/B、EA-205A/B、EA-207、EA-208、EA-209、EA-210中段间冷却至大约为39，第五段用汽化来至界区的新鲜丙烷物料进一步冷却。在一、二段间有一汽油汽提塔，将二段中的大部分轻组份汽提出来送至一段吸入罐，余下的重组份送至FB861.在三段和四段间，裂解气通过DA-203碱洗处理以除去在裂解炉中产生的酸性气体。来自碱洗塔中的废碱用汽油洗涤后，送到储罐及由日本设计的废碱处理单元。第五段排放物由EA-208被水冷却，用脱乙烷塔进料换热器EA-210及开工冷却器EA-209(以丙烯冷剂做补充)，然后在分子筛床层上干燥，提供两个干燥器FF-201A/B，当一个干燥器进行循环再生时另一个干燥器在流程上使用。干燥器用甲烷气再生。干燥后的裂解气在15时被送到苯洗塔DA-204脱除苯，以防止苯在激冷操作温度下冻结。苯洗塔的回流液在EA-220用脱乙烷塔进料及EA-211(以丙烯冷剂补充) 冷凝塔底物料被泵GA-213A/B送到干燥器进料器EA-211加热，同液态烃一起在干燥器进料分离罐FA-207被分离。大部分的轻烃被闪蒸掉，剩下的液体同压缩机五段出口来的烃一起被送到凝液汽提塔DA-202，顶温应保持在26.530.5，底温保持在63.475.9，在汽提塔中通过蒸汽加热再沸器EA-212A/B加热汽提出液体中的乙烷和轻组份。汽提出的气体循环返回四段吸入罐FA-205，塔底物料被送回2#脱丙烷塔DA-409(低压)按这种方法将凝液汽提塔塔釜物料送至脱丙烷塔DA-409以限制压缩机循环系统中重组份(主要是C3混合物)达最小量。来自压缩机第五段吸入罐FA-206的凝液被送回四段吸入罐FA-205，第四段吸入罐的凝液送回第三段吸入罐FA-204，依此类推则被冷凝的液体(烃和水)排回第二段吸入罐FA-202，在这个罐中，被冷凝下来的烃和水送至FA-251，在此把液态烃和水分离开。液态烃送到汽油汽提塔DA-201做回流，冷凝水送至FA-201用泵GA-207A/B送往DA-104。通过在压缩机各段吸入口喷入洗油来控制压缩机的结垢。汽化新鲜丙烷使五段吸入口冷却，以减少第五段的结垢。 裂解气激冷来自苯洗塔回流罐FA-208的裂解气通过与工艺物料和机械制冷冷剂交换热量，经过EA-446、EA-404、EA-315、EA-306、EA-307、EA-310、EA-319、EA-311，被逐步冷却到大约-72。收集到脱甲烷塔1#分离罐FA-304的凝液在自身换热后，分成两股物料送到脱甲烷塔DA301。来自1#分离罐的裂解气通过与尾气和最冷级乙烯冷剂(EA-312X、EA-313)换热至冷到-101，在2#分离罐FA-305中形成的凝液被直接送到脱甲烷塔DA-301。气体在冷箱EA-309X中与脱甲烷塔塔顶物料和回流物料、氢气、甲烷尾气、换热和汽化部分液态甲烷进行冷却，然后送至第3#分离罐FA-306。来自这个罐的液体在部分汽化后，被直接送到脱甲烷塔DA-301。从这个罐中得到最冷级脱甲烷塔进料。尾气中的氧气纯度大约为70%(mol)。氢气在一个绝热的焦耳-汤姆森交换系统EA-408X、EA-308X、EA-309X、EA-312X、EA-314X、EA-316X、EA-321X中进行，这个系统所需的冷量是液态甲烷被低压汽化提供的。焦耳-汤姆森膨胀系统产生富甲烷液体物流，其在燃料气压力下汽化和被重新加热而提供冷量。因此而产生95%(mol)的富氢气体。氢气物料被二次加热，经过DC-301保持进料温度288、出料313，催化甲烷化，氢气然后在分子筛干燥系统FF-301A/B温度为15、入口压力31.3kg/cm2.G，产生的用于脱砷单元DC-101、DC-102，乙炔转化器DC-401A/B、MAPD转化器DC420A/BC、汽油加氢单元DPG、丁烯装置和输出。少部分用于输出的氢气用隔膜压缩机压缩到51kg/Cm2.G，用于聚乙烯和聚丙烯装置。 脱甲烷塔DA-301来自裂解气激冷系统的凝液被送到脱甲烷塔DA-301的适宜的塔盘上。此塔在足够高的压力下进行操作，以满足其塔顶产生的甲烷产品，在送到燃料系统之前先用于干燥器再生的要求。控制塔顶温-134，釜温为54。脱甲烷塔的侧线和塔底的再沸器都用裂解气进行加热(在EA-319、EA-317)塔底产品首先用乙烯和丙烯冷剂在EA-314X、EA-316X中进行二次加热，然后分成两股物流。一股物流作为液体直接送到脱乙烷塔DA-401；另一股物流经苯洗塔顶物料和裂解进一步预热汽化后(在EA-220、EA-210中)也被送到脱乙烷塔DA-401。脱甲烷塔DA-301塔顶经过冷陷过热进入甲烷压缩机压缩，出口气体在激冷系统中经过自身换热和最冷级乙烯冷剂中冷却，所得的凝液作为回流。提供两台往复式压缩机GB-302A/B一台供正常操作使用，一台用于备用。脱甲烷塔顶物料经激冷系统再次加热(EA-214)用干燥器再生然后被送往燃料气系统。 脱乙烷(DA-401)、乙炔加氢和乙烯精馏脱甲烷塔塔底物料象上面所解释的那样，分成两股物流进入脱乙烷塔，脱乙烷塔是在EA-406中由丙烯冷剂冷凝的塔顶蒸汽做为回流，正常时提供一台急冷水再沸器EA-407，另外提供一个用低压蒸汽加热的再沸器EA-401、DA-401压力控制在24kg/cm2.G、釜温65.6。在带有中间冷却的三床层乙炔转化器DC-401中，用选择加氢方式从脱乙烷塔DA-401塔顶产品中脱除乙炔生成乙烯和乙烷，提供一台备用的转化器和中间冷却器，以便在不间断连续操作的条件下进行催化剂的再生(用过热蒸汽和空气的混合气再生)。将所需要的氢气加入到脱乙烷塔塔顶物料中，然后整个物流通过与乙炔转化器EA-437A/B出料和低压蒸汽EA-438换热进行预热。通过第一个催化剂床层，进料3580，出料91150温升与进料中的氢气百分含量成正比。提供一个安全监视器，以便在反应器温度过高时切断氢气。第一床层的出料被冷却器EA-443A/B冷却进入绿油分离罐脱出绿油再同更多的氢气混合，然后通过第二个催化剂床层，进料3593，出料47127，第二个床层的出料被EA443C/D冷却再同适当量的氢气混合进入第三个催化剂床层，第三个床层的出料含有1g/g的乙炔，同EA-444冷却水和转化器EA437A/B进料进行换热冷却。在加氢过程中，一小部分乙炔转化成叫绿油的聚合物，这种物质妨碍乙烯分馏塔进料的正常干燥，这种干燥必须避免结冰。在绿油吸收罐FA-408中，通过罐中气体与从乙烯精馏塔侧线采出的乙烯/乙烷液态物流相接触，脱除绿油。控制绿油罐温度-28-26，绿油吸收罐底含有绿油的液体被循环送到脱乙烷塔DA-401，所含有的绿油同脱乙烷塔塔底物料一起被送到脱丙烷塔DA-404，最后留在粗裂解汽油中。从绿油罐的罐顶出来的气体经过一个用分子筛干燥的乙烯干燥器FF-401，到乙烯精馏塔DA-402。乙烯精馏塔有两个塔底再沸器EA-403、EA-404和一个侧线再沸器EA-603，可以最大限制地回收这个塔的冷量。塔顶温为-34.7、釜温为-11.2、压力17.5kg/cm2.G(釜)。排放气体中主要是来自乙炔转化器的过量氢气。被循环到裂解气压缩机。提供一个排放气冷凝器EA-436，以使循环物流的乙烯含量减至最小。乙烷从乙烯精馏塔底部被分离，用裂解气在EA-306、EA-316X、EA-321X中汽化，在冷箱中用丙烯冷剂再加热，循环回裂解炉。从塔的侧线采出的液态乙烯产品被直接送到储罐FB-801A/C.用输送泵从此罐中采出产品。液态乙烯产品经裂解气(EA-446)、丙烯冷剂(EA-445)二次加热，在被作为产品送到界区之前汽相(EA-321X)过热。还提供一个等量的备用的乙烯产品蒸汽加热器EA-447。 脱丙烷塔(DA-404、DA409)和脱丁烷塔(DA-405)这部分的目的是从脱乙烷塔塔底和凝液汽提塔塔底的物料中分离C3组分及从剩余的汽油组份中回收混合C4馏分。凝液汽提塔DA-202塔底和脱乙烷塔DA-401塔底物料是脱丙烷塔DA-404、DA-409的主进料。脱丙烷塔系统为双塔系统。双塔在不同的压力下操作。含有所产生的大部分C3馏分的脱乙烷塔(DA-401)塔底物料被送到1#脱丙烷塔DA-404.这个塔的操作压力15.3 kg/cm2.G，可使塔底蒸汽用冷却水全部冷凝。侧线再沸器EA-417的热量由急冷水提供，塔底再沸器EA-410热量由低压蒸汽提供。1#脱丙烷塔塔底含有的C3组分保持足够的低温，以防止过多的结垢。纯净的塔顶产品用泵送到MAPD转化系统DC-402A/C。釜温控制在78，顶温40。来自1#脱丙烷塔塔底的物料被送到2#脱丙烷塔DA-409，来自凝液汽提塔DA-202塔底的物料也被送到这个塔用于回收C3组分。2#脱丙烷塔塔顶汽化物在EA-427被冷却水和在EA-431用丙烯冷凝剂冷凝。压力6.lkg/cm2.G，再沸器EA-432A/B所需热量由低压蒸汽提供。2#脱丙烷塔在低压下操作使塔釜的结垢达到最小，2#的顶温42、釜温79。来自2#脱丙烷塔塔顶的液相产品被1#脱丙烷塔塔釜物料在EA433AB中预热(然后返回到1#脱丙烷塔塔底段)，来自2#脱丙烷塔塔底的物料，含有C4和重组分，被送到脱丁烷塔DA-405。脱丁烷塔用冷却水在EA-414中冷凝，用低压蒸汽在EA-413中再沸。脱丁烷的含有混合C4液态产品的纯塔顶物料被送到储罐FB-805A/B。塔底物料同来自急冷塔的粗汽油相混合，冷却后做为未处理的裂解汽油产品送到裂解汽油加氢单元。DA-405压力4.35kg/cm2.G、顶温45、釜温116。 丙炔、丙二烯加氢和丙烯精馏在这个部分，C3物流中的MAPD在一个两床层的IFP系统中进行选择性加氢，生成丙烷和丙烯。这个部分还包括汽提多余的未反应的氢气和甲烷的设施。纯脱丙烷塔塔顶液体通过分子筛干燥器以保证脱除残留的水垢，被泵送到 MAPD转化系统。MAPD转化器系统包括三个容器DC-402ABC。两个用于正常操作，一个备用。按这种方式，在反应器再生时可不中断正常操作。MAPD物料同氢气混合，温度36，通过第一段催化剂床层，来自第一段的出料由53被冷却至38，同更多的氢气混合，通过第二段催化剂床层，出料温度57，含有不足5g/g的MAPD，最终在丙烯精馏塔DA-410、DA-411塔底将其脱除，由于MAPD浓度关系，一些第一段的被冷却的出料被循环回到第一段以降低这段反应器的温升。来自第二段的纯净出料送到甲烷汽提塔DA-407，在此汽提出多余的氢气和甲烷。顶温55，釜温58，压力22.6kg/cm2.G。汽提塔塔顶物料用冷却水在EA422中冷凝送到回流罐。此罐罐顶出料被回收到裂解气压缩机，汽提塔塔底物料被直接送到丙烯精馏塔DA-410、DA-411。丙烯精馏塔采用双塔系统，便于设备维修和操作。丙烯精馏塔把进料分离成聚合级丙烯蒸馏产品和塔底丙烷循环物流，选择的塔的压力18.4kg/cm2.G，使得回流物料可以用冷却水在EA424中冷凝。精馏塔再沸器的热量是由循环急冷水EA-425或EA-430(低压蒸汽)提供的。聚合级丙烯作为塔顶产品被泵GA-410A/B送到产品罐，丙烯作为塔底产品被循环回裂解炉。DA-410塔釜温度为52，塔顶温度44.5。DA-411的釜温度为56，顶温50。 丙烯制冷丙烯制冷系统是一个用蒸汽透平驱动的离心压缩机GB-501的四段闭路系统。此系统提供四个制冷级位：-40、-24、-7和15。压缩机出口排气在EA-501中用冷却水冷凝。冷却水冷却之前用空冷器降温。 乙烯制冷乙烯制冷系统提供三个冷级:-101，-75和-63。这是一个三段闭路系统。使用蒸汽透平驱动的离心式压缩机GB-601。压缩机的排气首先用冷却水在EA-601中冷却，用丙烯冷剂在EA-602部分脱过热。出口气通过向乙烯精馏塔中沸器EA-603提供热量被进一步脱过热和冷凝。提供一台使用丙烯冷剂的开工冷凝器EA-605作为备用。 废碱处理单元来自碱洗塔的废碱首先在FA-237中用汽油洗涤，然后贮存在贮罐FB232中，再送进氧化反应器。在氧化反应器中，废碱同空气混合，废碱中的硫化钠在此反应器中，在高的压力(大约30kg/cm2.G)和温度(180)下，通过如下的放热反应而被氧化Na2S+2O2=Na2SO4为了维持反应温度，反应器被通入高压蒸汽以增加反应热量。来自反应器顶的反应完的出料被引入洗涤塔DA236，在塔中富氮惰性气体放空，塔底液体用泵送出并用冷却水在EA-237中冷却。一部分送去作进一步处理、余下的被循环回废碱洗涤塔塔顶。 裂解汽油加氢单元(DPG单元)从C5200裂解汽油中分离出C5馏分，C9200组份，剩下的C6C8组份，在使用鲁姆斯的一段和二段DPG工艺的裂解汽油加氢单元中被加氢。精馏二段液相产品以生产C6C8产品供石油三厂作为芳烃抽提原料。 脱戊烷塔、脱壬烷塔来自界区外的粗裂解汽油送到脱戊烷塔H-DA-751，在那里C5和较轻组分作为塔顶产品被脱除。来自脱戊烷塔回流罐FA-751的C5产品被泵GA-GA-753A/B打到燃料系统。脱戊烷塔进料中所含的水分从塔顶分离并从回流罐的接受器中采出，脱戊烷塔底物流送到DA7752，再沸器用中压蒸汽，采用负压操作，用压缩来的丙烯冷却塔顶不凝气，循环塔底物C9馏份用塔底循环泵送往FB-809，塔顶采出C6C8部分送到FA-755，剩余部分送到U-FB-855。 DPG一段加氢用GA-755泵将来自缓冲罐FA-755的C6C8汽油加压到反应器压力，同循环的液体混合充入反应器DC-751。补充氢气单独充入反应器。在一段反应器中对双烯烃、苯乙烯和一小部分现存的烯烃进行加氢，通过循环部分液态产品来控制由放热反应而导致的温升。通过改变冷却的循环液体的比例来控制反应器入口温度，此温度需随着催化剂的活性下降而逐渐提高。当操作温度范围达到上限时，使用常规的蒸汽/空气法对催化剂进行现场再生。用超过反应所需要的过剩氢气来维持反应器中氢分压，未反应的气体同氢气进料中的甲烷和在反应器中从液态产品中分离出来的氢气气体一起被送到压缩机吸入罐作为二段的补充进料。 DPG二段加氢一段反应器的纯净产品被用泵GA756A/B打到足够的压力，同循环气体混合，使用二段反应器出料换热汽化和在EA-759过热。包括进料循环气体和补充氢气的整个气相被送到二段反应器DC-752.在催化剂上，进料中所存的烯烃被加氢，硫化物转化成烃和H2S。用循环气来缓解导致整个反应器温升的放热反应。催化剂活性随时间而降低，需要升高反应器入口温度，当操作温度范围达到上限时，用常规的蒸汽/空气方法现场再生催化剂。在冷却和部分冷凝前，反应器出料先汽化和过热液态的循环气混合进料。冷却后的汽相/液相混合物随之在高压闪蒸罐FA-756中被分离。离开此罐的气相的主要部分与从一段来的补充氢气一起进入循环压缩机的吸入罐FA-757，来自闪蒸罐的纯气相物料被循环回乙烯装置或送做燃料气，液相被送到汽提塔DA-753，在此塔中，包括硫化氢在内的最终微量不溶气作为塔顶产品被脱除，并与高压闪蒸罐来的纯气相相结合返回乙烯装置或送做燃料气。从汽提塔底部出来的产品预热汽提塔进料后经EA-770冷却至40送往FB-857。流程图见图。1.4.4工艺条件控制指标(1) 裂解炉操作条件的选择 物料横跨温度提高物料的横跨温度有利于降低辐射段热负荷。但若横跨温度过高以致在对流段发生相当程度的裂解时，不仅将增加反应的停留时间，而且可能在对流段发生结焦。通常，将裂解原料的起始裂解反应温度作为裂解该物料的横跨温度。当乙烷为裂解原料时，可选用640680为横跨温度，但由于裂解炉热平衡的限制而达不到所期望的温度，故本设计的横跨温度应为660。 稀释蒸汽比增大稀释蒸汽比可降低炉管内的烃分压，因而有利于裂解的选择性，并减少裂解过程中的结焦。但是，增大稀释蒸汽比将增大裂解炉的热负荷，不仅增加燃料消耗量，而且在相同裂解原料进量的情况下，增大了辐射管的热强度。当轻质原料裂解时，稀释蒸汽比可为0.30.35。 裂解炉出口温度为保证烯烃的收率，必须保证一定的裂解深度条件下，应力求短的停留时间和低的烃分压。因此，提高裂解的选择性对于已建成的裂解炉而言，其辐射管结构尺寸已经确定。此时若进料量一定时，则裂解炉出口温度成为控制裂解深度的主要操作参数。本次设计的管式裂解炉，在裂解原料为乙烷的情况下，停留时间为0.2s，裂解深度为50%时，炉出口温度控制在830840，本设计的炉出口温度为840。 废热锅炉出口温度从抑制二次反应和回收热量的角度考虑，希望废热锅炉出口的裂解气温度尽可能低。但是，由于裂解气冷却过程中将在废热锅炉中形成结焦，不论在清洁管的情况下废热锅炉出口裂解气温度降到什么程度，随运转时间的延长，废热锅炉出口裂解气温度将开至某一温度才趋于平稳。由于裂解原料、深度和选择性的不同，废热锅炉运转末期的出口温度将被限制在不同的水平。当裂解原料为乙烷时，废热锅炉初期出口温度控制在320340，终期出口温度控制在380420。根据以上一系列的影响因数，同时结合了本次设计的乙烷裂解炉的基本参数，可以确定工艺条件如下表：表2-2 工艺条件工艺条件项目单位指标物料横跨温度660稀释蒸汽比0.335裂解炉出口温度840废热锅炉出口温度420(2) 丙烯精馏塔操作条件的选择丙烯精馏塔工艺条件参数如下表。表2-4 丙烯精馏塔工艺条件参数工艺条件项目单位指标塔顶压力MPa1.8塔顶温度40塔底压力MPa1.84塔底温度51侧线压力MPa1.81侧线温度43第二章 工艺流程设计 工艺流程设计是工艺设计的核心，在整个设计中，设备选型、工艺计算、设备布置等工作都与工艺流程有直接关系。只有流程确定后，其他各项工作才能展开，工艺流程设计影响各个方面，而各个方面的变化又反过来影响工艺流程的设计，设计使工艺流程发生较大的变化。2.1工艺流程设计2.1.1 工艺方案表2-1 原料组成表序号原料组分质量分数，m%1甲烷2.372乙烷16.563乙烯36.254丙烷9.585丙烯30.016丁烯5.23-合计 100.00(1)几种设计方案 方案一 方案二 方案三根据以下原则，来选择最佳方案： a.分离回收率要求高的组分放在塔序的最后。 b.按相对挥发度递减的顺序逐个从塔顶分离出各组分。 c.最难分离的放在塔序的最后。 d.应使各个塔的馏出液的摩尔分数与釜液的摩尔分数尽量接近。(2)生产方案的确定 图2-1 方案流程图优点：进料中含量多的组分提前分离，减少了后续塔的流率及再沸器的热负荷，节约能耗和设备费用，同时分离很高回收率的组分的塔放在了塔序的最后，这时非关键组分减少了，使得塔径减小，进而减少了设备费用。缺点：需要的塔较多，因乙烯、乙烷，丙烯、丙烷相对挥发度较小，所以分离乙烯与乙烷的塔，分离丙烷与丙烯的塔的塔径较小，塔高比较高。塔的造价高。 第三章 物料衡算简捷计算主要步骤：一假设满足清晰分割，进行初步物料衡算二确定塔的操作压力及温度三确定、四确定适宜回流比R五板式塔还需计算全塔效率及实际板数 六确定进料位置3.1 原始数据的获得装置总进料量为12.8万吨/年，每年按开工8000小时计算，则流量为16000kg/h。各组分原始数据表如下：表3-1 原料各组分性质及原料数据汇总编号组分M摩尔流量kmol/h摩尔分数mol%质量流量kg/h质量分数m%1 甲烷16.04323.63654.9011379.22.372乙烯28.054206.744142.8687580036.253乙烷30.07088.114418.27072649.616.564丙烯42.081114.103823.05964801.630.015丙烷44.09734.75977.20751532.89.586丁烯56.10814.91413.09258