毕业设计（论文）-年产10万吨混合烷烃分离装置工艺设计.doc

中国石油大学胜利学院本科毕业设计(论文) 本科生毕业设计（论文）题 目：年产10万吨混合烷烃分离装置工艺设计学生姓名： 学 号： 系 别： 化学化工系 专业年级： 2013级化学工程与工艺 指导教师： 2017年4月6日摘 要现代化工工业最常用的技术之一便是轻烃分离技术，因此研究轻烃分离技术是至关重要。而精馏又是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中具有广泛应用。本装置通过分离丁烷、异戊烷、正戊烷、环戊烷、2,3-二甲基丁烷、2-甲基戊烷、正己烷而得到戊烷解析剂和正戊烷发泡剂。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。此设计包括工艺流程设计和物料衡算、能量衡算、设备计算及选型以及换热器的选型。设计共包含三个精馏塔，前两个精馏塔选择的是板式塔，第三个精馏塔选择的是填料塔。通过以上计算与选型得出了比较理想的工艺流程及设备选用。关键词：戊烷解析剂；正戊烷发泡剂；工艺流程ABSTRACTTechnology of light hydrocarbon separation technology is one of the most commonly used is important now, separation of light hydrocarbon .Distillation separation is the most common unit operation in liquid mixtures, is widely used in chemical industry, oil refining, petrochemical and other industries.The device through the separation of propane, isobutane, n-butane, n-pentane, isopentane, cyclopentane, hexane and liquefied gas and pentane foaming agent. Light hydrocarbon separation device and improve the design and development of a new, has important significance to improve production efficiency.This design includes the design of process flow and material balance, energy balance, equipment selection and calculation of heat exchanger selection. The design consists of three column, two column selection is the type of column, third column is the choice of packing tower. Through the above calculation and selection of the process and equipment ideal selection.Keywords: Pentane analytical agent; Pentane foaming agent; Process目 录第一章 前言11.1 原料中各组分性能介绍11.2 国内外现状21.3 能量利用情况及节能措施3第二章 工艺流程设计52.1 工艺流程介绍52.2 工艺流程选择5第三章 物料衡算63.1 T-101物料衡算6 3.1.1 清晰分割.63.1.2 确定回流罐压力Pb73.1.3 用试差法计算塔内温度83.1.4 验证T-101清晰分割是否成立83.1.5 最小理论板数9 3.1.6 计算最小回流比.9 3.1.7 计算实际回流比R和理论板数N103.1.8 确定全塔效率及实际塔板数113.1.9 确定T-101的进料位置123.2 T-201物料衡算123.2.1 清晰分割12 3.2.2 确定回流罐温度Tb.133.2.3 塔内其他压力估算及温度的确定133.2.4 验证T-201清晰分割是否成立143.2.5 确定最小回流比153.2.6 确定最适宜的回流比R和理论板数N153.2.7 确定进料温度163.2.8 确定进料位置163.3 T-301物料衡算163.3.1 T-301清晰分割物料平衡表163.3.2 确定回流罐压力Pb173.3.3 塔内其他压力估算及温度的确定183.3.4 验证T-301清晰分割是否成立183.3.5 确定最小回流比193.3.6 确定最适宜回流比R和理论板数N193.3.7 确定进料位置203.3.8 确定进料压力203.4 各塔操作条件汇总20第四章 能量衡算224.1 T-101能量衡算.22 4.1.1 焓值计算.22 4.1.2 热负荷的计算.22 4.1.3 计算传热剂用量.234.2 T-201能量衡算.23 4.2.1 焓值计算.24 4.2.2 热负荷的计算.24 4.2.3 计算传热剂用量.254.3 T-301能量衡算.25 4.3.1 焓值计算.25 4.3.2 热负荷的计算.26 4.3.3 计算传热剂用量.274.4 三塔热量衡算表.27第五章 设备工艺计算及选型295.1 精馏塔的设计与选型295.1.1 T-101的设计与选型295.1.2T-201的设计与选型435.1.3 T-301的设计与选型465.2 塔体设计605.2.1 T-101的塔体设计605.2.2 T-201的塔体设计605.2.3 T-301的塔体设计615.3 换热器的计算与选型615.3.1 T-101换热器的计算及选型615.3.2 T-201换热器的计算及选型635.3.3 T-301换热器的计算及选型645.4 本章分析及讨论656.1 设计陈述676.2 体会和收获67参考文献68致谢69中国石油大学胜利学院本科毕业设计(论文)第一章 前言1.1 原料中各组分性能介绍“烃”就是碳、氢两种元素以不同的比例混合而成的一系列物质。其中较轻的部分，就叫做轻烃。天然气的主要成份是C1甲烷，含少量的C2乙烷，液化石油气的主要成份是C3丙烷、C4丁烷，它们在常温常压下呈气态，叫气态轻烃。C5C16的烃在常温常压下是液态，我们就叫它液态轻烃。液态轻烃中最轻的部分是C5、C6，饱和的C5 、C6是鼓泡制气的最好原料，再重一点的部分就是汽油、煤油和柴油等。液化石油气主要用作石油化工原料，用于烃类裂解制乙烯或蒸气转化制合成气，可作为工业、民用、内燃机燃料。其主要质量控制指标为蒸发残余物和硫含量等，有时也控制烯烃含量。液化石油气是一种易燃物质，空气中含量达到一定浓度范围时，遇明火即爆炸。丁烷：无色无味气体，熔点-187.6，沸点-42，饱和蒸汽压53.52kPa，闪点-104，溶于乙醇、乙醚。容易与水生成固态水合物，引起天然气管道的堵塞。丙烷在较高温度下与过量氯气作用，生成四氯化碳和四氯乙烯ClC=CCl；在气相与硝酸作用，生成1-硝基丙烷 CH3CH3CH2NO、2-硝基丙烷(CH)2CHNO、硝基乙烷CH3CH2NO和硝基甲烷CH3NO2的混合物。生产方式：丙烷可从油田气和裂化气中分离得到。在空气中燃烧化学方程式：CH8 + O2CO + HO2 .异戊烷：无色、稍有气味的气体，微溶于水，溶于乙醚，易燃气体。与空气混合能形成爆炸性混合物，主要用于与异丁烯经烃化生产异辛烷，用作汽油辛烷值改进剂。经裂解可制异丁烯与丙烯。与异丁烯、丙烯进行烷基化可制烷基化汽油。可制备甲基丙烯酸、丙酮和甲醇等。还可作冷冻剂。生产方式：存在于石油气、天然气和裂化气中。由石油裂化过程中产生碳四馏分，经分离而得，由天然气分馏后用表面活性剂吸附或冷冻而得1。正戊烷：物理性质外观与性状：无色气体，有轻微的不愉快气味。熔点-138.4。相对密度（水=1）：0.58，沸点()：-0.5，相对蒸气密度（空气=1）：2.05，分子式：C4H10分子量：58.12，饱和蒸气压(kPa)：106.39(0)，燃烧热(kJ/mol)：2653临界温度()：151.9，临界压力(MPa)：3.79 闪点()：-60 爆炸上限%(V/V)：8.5 引燃温度()：287，爆炸下限%(V/V)：1.5，溶解性：易溶于水、醇、氯仿。化学性质易燃，与空气混合能形成爆炸性混合物，遇热源和明火有燃烧爆炸的危险。气体比空气重，能在较低处扩散到相当远的地方，遇火源会着火回燃。环戊烷：纯品外观与性状：无色透明的易挥发液体，有令人愉快的芳香气味。熔点()：-159.4 沸点()：27.8 相对密度(水=1)：0.62 相对蒸气密度(空气=1)：2.48 饱和蒸气压(kPa)：79.31(21.1) 燃烧热(kJ/mol)：3504.1 临界温度()：187.8 临界压力(MPa)：3.33 闪点()：-56 引燃温度()：420 爆炸上限%(V/V)：7.6 爆炸下限%(V/V)：1.4 溶解性：不溶于水，可混溶于乙醇、乙醚等多数有机溶剂。2,3-二甲基丁烷:无色液体，有微弱的薄荷香味, 微溶于水,溶于乙醇、乙醚、丙酮、苯、氯仿等多数有机溶剂,性质稳定，主要用作溶剂，制造人造冰、麻醉剂，合成戊醇、异戊烷等。2-甲基戊烷：无色透明液体，有苯样的气味，不溶于水，溶于醇、醚、苯、四氯化碳、丙酮等多数有机溶剂,环戊烷作为硬质聚氨酯泡沫的新型发泡剂，用于替代对大气臭氧层有破坏作用的氯氟烃(CFCS)，现已广泛应用于生产无氟冰箱、冰柜行业以及冷库、管线保温等领域。环戊烷为易燃、易爆品。应远离热源、火源，远离氧化剂和其他化学反应剂。正己烷：无色液体微味，易挥发液体。能与丙酮、苯、氯仿、庚烷混溶，溶于乙醇和乙醚,不溶于水,易燃。有刺激性,主要用于有机合成作溶剂。因为以上各物质都属于轻烃，物性相差无几，因此,在储存和运输的过程中，应注意防火、防静电、禁止与氧化剂接触，以防引起爆炸。1.2 国内外现状 工艺现状化工分离：采用化工设备的特有作用对特有的混合物根据其物理性质和化学性质的差异对其进行分离的过程。纯组分变成混合物是熵增自发过程，反之，混合物变成纯净物则需座功，借助一定的分离剂，实现混合物中的组分分级、浓缩、富集、纯化、精致与隔离等的过程称为分离工程。按物理化学原理的不同，传质分离可分为，一：平衡分离过程，如精馏、吸收、萃取、结晶、吸附等。借助分离剂使均相混合物变成两相系统，在利用混合物中各组分在处于相平衡的两相中的不等同分配而实现分离。二：速率分离过程。在某种推动力的作用下，利用各组分扩散速率的差异实现分离2。目前国产化装置采用的主要工艺方式有冷剂循环制冷、膨胀制冷和混合制冷。（1）冷剂制冷有氨、氟利昂、丙烷循环制冷。氨和氟利昂已被逐渐淘汰。丙烷制冷剂压缩循环制冷属新开发应用的制冷工艺，制冷温度为-35C-30C。制冷系数较大，丙烷冷剂可有轻烃回收装置自行产生，无刺激性气味，该工艺将在我国广泛应用3。（2）采用膨胀制冷法的工艺装置，国内有膨胀机制冷和热分离机制冷两种方法。大多数装置采用中低压小膨胀比的单级膨胀机制冷技术，膨胀比（2-4）制冷温度一般为-50C，装置运行平稳，工艺技术成熟，膨胀机制冷工艺得到广泛应用。目前国产化装置以回收LPG为主，C3+平均回收率不足60%，深冷装置少，膨胀制冷流程工艺单一，国产装置大多是采用ISS（标准工业单级）膨胀制冷工艺。国内开发应用的热分离机制冷技术，由于热分离效率低、适应相差、技术性能差、质量不过关等原因，在我国仍处工业试验阶段4。（3）国外浅冷装置广泛采用丙烷制冷工艺，在美国和加拿大多用于处理C3+含量较多的伴生气，处理量为2-20万m/d。国外深冷装置采用的制冷工艺有复叠式制冷发、膨胀制冷法和膨胀制冷与冷剂制冷相结合的混合制冷法。自70年代以来，国外节能降耗，提高液烃收率，对轻烃回收装置进行了一系列的改进，出现了许多新工艺，如气体过冷工艺（GSP）、液体过冷工艺（LSP）、直接换热工艺（DHX）、混合冷剂制冷工艺等。国外的轻烃回收装置，大多数是以回收C2+为目的的深冷装置，C2+回收率可达85%以上，并实现撬装化，自动化程度较高。1.3 能量利用情况及节能措施蒸馏过程的节能基本上可以从下列三方面着手：(1)蒸馏过程热能的充分利用；(2)减少蒸馏过程本身对能量的需要；(3)提高蒸馏系统的热力学效率；(4)采用混合系统；(5)加强管理。精馏过程中，所需的热量全部由加热蒸汽经再沸器输入，分离后的余热QL由冷却介质从冷凝器移出。合理利用精馏过程本身的热能，就能降低整个过程对能量的需求，减少能量的浪费。在精馏过程中使用的主要设备为精馏塔和换热器，另外还有各种管道，这些设备多为金属制成，对热的传导较为容易，加之环境温度的影响，若对其采取保温保冷的措施，可以大大降低设备与环境之间的热传递作用，从而达到节约热能的目的。精馏过程是炼油、化工行业中最常用的物理分离过程之一。通常决定了这些工业企业的产品质量和生产能力。另一方面，精馏塔又是耗能最多的设备之一。仅就炼油工业而言。精馏过程的能耗约占行业能耗的40，随着对分离程度要求的提高，其能耗还会增加。因此，如果能从过程控制的角度出发来改善塔的操作，达到改进产品质量，增加目标产品收率及降低能耗等诸目标的一个乃至全部将可为企业带来可观的经济效益。第二章 工艺流程设计2.1 工艺流程介绍 流程设计的主要任务包括两个方面1：一是确定生产流程中各个生产过程的具体内容、顺序和组合方式；二是绘制工艺流程图，要求以图解的形式表示生产过程中，当原料经过各个单元操作过程得到产品时，物料和能量发生的变化及其流向，以及采用了哪些化工过程和设备，再进一步通过图解形式表示出化工管道流程和计量控制流程。 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，工艺流程设计设计各个方面，而各个方面的变化又反过来影响工艺流程设计，设置使流程发生较大的变化。因此，工艺流程设计是动手最早，而往往结束最晚。2.2 工艺流程选择根据以下原则，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。 经分析，我认为应选用以下分离方案，其流程示意图如下：图2-1 最佳流程示意图第三章 物料衡算轻烃分离装置工艺设计年处理量为10万吨，生产时间取7200小时，则每小时处理量为13889kg/h。原料物性表如表3-1表3-1 原料物理性质表组分分子量质量流率kg/h质量分率m%摩尔流率kmol/h摩尔分率mol%常压沸点丁烷58.12155.1401.1172.6691.49-0.5异戊烷72.15311.9472.2464.3242.41427.9正戊烷72.151825.84813.14625.30514.12636.1环戊烷70.134622.81533.28465.91836.79749.32,3-二甲基丁烷86.176571.85847.31776.26642.57357.92-甲基戊烷86.17226.1131.6282.6241.46560.3正己烷86.1720.8130.1492.0331.13568.7合 1411003.1 T-101物料衡算3.1.1 清晰分割取重关键组分为2,3-二甲基丁烷，回收率为99.9，轻关键组分为环戊烷，回收率为99，做物料衡算，列表（表3-2）：表3-2 T-101清晰分割物料衡算汇总组分丁烷异戊烷正戊烷2,2-二甲基丁烷环戊烷异己烷正己烷合计进料质量流率kg/h155.14311.941825.844622.816571.86226.11174.8613889质量分率 m%1.1172.24613.14633.28447.3171.6281.259100摩尔流率kmol/h2.6694.32425.30565.91876.2662.6242.033179.14摩尔分率mol%1.4902.414014.12636.79742.5731.46501.1350100塔 顶馏出液质量流率kg/h155.14311.941825.854618.196.572-6917.65质量分率m%2.2434.50926.39466.760.095-100摩尔流率kmol/h2.6694.32425.30565.8520.0763-98.226摩尔分率mol%2.7174.40225.76267.0410.0777-100.00塔釜液质量流率kg/h-4.6236565.29226.11174.866970.88质量分率m%-0.06694.1823.2442.508100.00摩尔流率kmol/h-0.06676.192.6242.03380.913摩尔分率mol%-0.08294.1633.2432.513100.003.1.2 确定回流罐压力Pb塔顶冷凝器采用水作冷剂，入口温度在25-30之间，可以估算出回流罐温度Tb为40，由温度Tb查图可得各组分在该温度下的饱和蒸汽压，再根据泡点方程P=Pis*Xi可求得回流罐压力：表3-3 估算回流罐压力组分丁烷异戊烷正戊烷环戊烷2,3-二甲基丁烷Pis*XiXi(mol%)2.7174.40225.76267.0410.078Pis(kPa)376.92151.22115.7873.9663.0096.358所以回流罐压力等于96.358kPa。3.1.3 用试差法计算塔内温度 (1)塔顶温度的确定 由露点方程(Yi/Ki=1)，通过试差猜算塔顶温度，由于塔顶采用全凝器，所以Yi=Xi.设TD=49表3-4 试差猜算塔顶温度组分丁烷异戊烷正戊烷环戊烷2,3-二甲基丁烷Yi/KiYi0.027170.0440.257620.670410.00078Ki3.21.361.020.730.520.9982所以经试差，塔顶温度TD=49 (2)塔底温度的确定 由泡点方程(Ki*Xi=1)，通过试差猜算塔釜温度设Tw=85表3-5 试差猜算塔釜温度组分环戊烷2,3-二甲基丁烷2-甲基戊烷正己烷Ki*XiXi0.08294.1633.2432.513Ki1.501.101.020.861.09所以经试差，塔釜温度Tw=853.1.4 验证T-101清晰分割是否成立 核实清晰分割是否合理，以计算釜液中丁烷的摩尔分率为例：=1.821023Xw,1=3.1010-25同理可计算出釜液中异戊烷、正戊烷，馏出液中2-甲基戊烷、正己烷的摩尔分率：表3-6 非关键组分部分摩尔分率组 分异戊烷正戊烷2-甲基戊烷正己烷摩尔分率2.3310115.061094.351081.24109可见，符合清晰分割的假设，清晰分割合理。3.1.5 最小理论板数（1）相对挥发度取重关键组分2,3-二甲基丁烷为基准，则iH=Ki/KH（i任意组分，H重关键组分）表3-7 计算相对挥发度组分丁烷异戊烷正戊烷环戊烷2,3-二甲基丁烷2-甲基戊烷正己烷D6.152.621.961.401.00.840.80W4.552.091.681.361.00.910.78平均5.292.341.811.381.00.870.79表中平均=（D*w）1/2（2）计算最小理论板数Nm1+Nm=42.86Nm=41.863.1.6 计算最小回流比由Underwood公式： (3-1) (3-2)取饱和进料q=1，由（3-2）式，得：经过试差，求得，带入（31）式，即：所以，Rm=4.043.1.7 计算实际回流比R和理论板数N由于R/Rm的可选范围为13，为确定最佳R/Rm的数值，通过查Gilliand图得到以下数据：表3-8 最佳R/Rm值的选取R/Rm1.21.41.61.82.02.22.42.62.83.0R4.8485.6586.4647.2728.088.8889.69610.50411.31212.12N88.6274.27866.85462.21759.056.8755.10953.73152.6251.75(R+1)N518.1494.54498.9514.6536.5562.3589.4618.1647.8678.9根据表中数据做(R+1)NR/Rm曲线(图3-1)：当(R+1)N最小时的R/Rm值最符合经济利益，由右图中可读出R/Rm的最佳值为1.4。所以实际回流比R=1.44.04=5.658由表3-8读出理论板数N=74.27