轻油裂解气低压深冷分离制乙烯.doc

此文档收集于网络，如有侵权，请联系网站删除摘 要乙烯是有机化工领域重要的产品之一，石油裂解气制乙烯是合成乙烯的一种重要方法。深冷分离法是净化裂解气的一种重要方法，根据温度、压力的不同分为高压和低压两种方法。 本设计采用石油裂解气低压深冷分离的方法制乙烯：（1）首先从给定的数据上知道了裂解气的组成，然后考虑经过除杂后的组成，根据给出的裂解气的回收率，计算各个组分在塔顶塔底的含量，再计算泡点温度和露点温度，根据泡点温度和露点温度计算气化率，之后计算回流比和板效率，从而确定实际塔板数；（2）热平衡的计算；（3）塔的水力计算和塔板计算，经过计算，求出塔高、塔径等一系列塔的参数，完成了塔主体设备的计算；(设计结果叙述出来)（4）车间的布置。关键词：裂解气；低压法；深冷分离；乙烯；关键组分AbstractEthylene is an important organic chemical industry one of the products, oil cracked gas ethylene is an important method of synthesis of ethylene. Cryogenic separation of cracked gas purification method is an important method, according to the temperature and pressure were divided into high and low pressure two ways. The design uses low-pressure cryogenic gas oil cracking method of separation of ethylene: (1) First, from the data given that the pyrolysis gas composition, so that later, after considering the composition through the impurity, according to the recovery of pyrolysis gas given rates, the various components of the content in the top of the tower bottom of the column, followed by calculation of bubble point temperature and dew point temperature, according to the temperature and dew point temperature, bubble point calculation gasification efficiency, followed by calculation of the efficiency of reflux ratio and the board to determine the actual plate number; (2) the heat balance calculation; (3) tower tray hydraulic calculations and calculation, after calculation, find the tower, tower diameter and other parameters of a series of towers, the tower of the main equipment to complete the calculation (4) workshop layout ( 5) Show the design process used in the proprietary symbol (6) summarizes the work on the design Many of the design process with reference to literature, to a large number of look-up table and calculation. Part of the chart extract to the design, reference is also cited in the design。Key words: 裂解气; 低压法; 深冷分离; 乙烯; 关键组分精品文档目 录摘要IAbstractII1总述41.1插图41.2 概述61.3 分离的基本过程61.4分离方法简介71.5生产流程图：本设计采用到是前脱丙烷深冷分离91.6裂解气分离流程说明111.6.1裂解气的压缩111.6.2裂解气的净化131.7裂解气的干燥171.7.1水的来源及水的危害171.7.2水的脱除方法171.7.3裂解气的精馏181.8文献综述191.9 设计任务的依据191.9.1数据192.工艺计算书（物料和热量衡算）202.1确定轻重关键组分202.2计算塔顶塔底组成，塔顶塔底温度202.3泡点计算252.4由芬斯克方程计算272.5由恩德伍德方程计算282.6由吉利兰图确定302.7由奥康奈尔图确定板效率302.8确定进料板位置313.热平衡计算303.1焓值计算303.2塔顶计算313.3塔底计算314.塔的水力计算和塔板计算334.1 准备工作334.1.1求,334.1.2求和344.1.3求平均温度下的表面张力344.2 塔径的选取354.3 塔高计算364.4 塔板结构尺寸确定364.4.1塔板尺寸364.4.2出口堰高度374.4.3计算降液管底部进板处的液体流速374.4.4验算液体在降液管内的停留时间374.5塔板布置374.6流体力学验算384.6.1全塔总压降384.6.2漏液的验算394.6.3降液管液泛验算394.6.4雾沫夹带验算404.7操作弹性404.8负荷性能图414.8.1雾沫夹带上限线1414.8.2降液管液泛线2414.8.3液相负荷上限线3414.8.4气相负荷下限线4424.8.5液相负荷下限线5424.9进料管计算425车间布置445.1车间布置设计的原则445.2车间平面布置的内容和要求445.2.1车间平面布置的内容445.2.2车间平面布置要求455.3车间平面布置方法455.3.1准备资料455.3.2流程式布置466主要符号说明477.设计体会与收获501总 述1.2 概述石油烃裂解制乙烯乙烯背景及发展情况 石油烃裂解制乙烯技术研究始于20世纪30年代，经过近70年的发展，裂解技术日臻完善，目前该技术所生产的乙烯已经占到世界乙烯总产量的98%以上。与之相应的深冷分离方法也最为成熟，据报道，目前占据世界乙烯市场的分离技术主要分为3大类，分别为顺序分离技术、前脱丙烷前加氢技术和前脱乙烷前加氢技术。茂名乙烯裂解装置采用的是美国SW公司的技术，其裂解气分离工艺是典型的前脱丙烷前加氢流程。来自于急冷的裂解气经裂解气压缩机一至四段的压缩后，进入高低压脱丙烷系统，在低压脱丙烷系统中，碳四及碳四以上重组份被分离出来，直接送往脱丁烷塔，以获得碳四产品及粗裂解汽油，部分的碳三组份在低压脱丙烷系统中也被分离出来，直接送往碳三加氢系统，而部分的碳三及全部的碳二以下轻组份经裂解气压缩机五段的再压缩以及经碳二加氢系统脱除全部的乙炔及大部分的MAPD后，送入前冷/脱甲烷系统。在前冷脱甲烷系统中，分离出的粗氢经甲烷化系统处理后向界区送出，富甲烷尾气送往再生系统作为再生气，高纯度的碳二组份直接进入乙烯精馏塔，而碳 三的混合物被送往脱乙烷塔。在脱乙烷系统中，进料被分离成碳二组份及碳三组份，碳二组份同样被送入乙烯精馏塔，碳三组份与来自于低压脱丙烷系统的碳三混合一起进入碳三加氢系统经脱除MAPD后，最后进入丙烯精馏塔，最终得到聚合级丙烯产品及丙烷产品。1.3 分离的基本过程无论是深冷分离法或是油吸收分离法，都包括以下几个基本过程： 压缩为了使裂解气不在过低的温度下发生部分液化,必须加压。过高的压力会增大分离的难度,当其达到混合物的临界压力时（见pVT关系）则无法分离，普遍采用的是五段透平式压缩机，使压力增加至3.5MPa左右。一套能力为年产 450kt乙烯的装置，压缩需耗用功率26003300kW。 净化水分在加压、低温下，能与烃类生成固体水合物，而堵塞阀门和管路，故应在裂解气冷却之前用干燥剂除去,使露点达到-65以下。剩余的水分则溶于液相烃类，这样，即使在更低的温度下，也不至于析出。干燥剂普遍采用分子筛（过去常用活性氧化铝）。 干燥二氧化碳和低于 0.1（体积）的硫化氢等酸性气体,在压缩机三四段之间，被8的热碱液循环吸收而洗掉。若硫含量介于0.10.5，则先用一乙醇胺溶液除去90的酸性气体，所余部分再用碱洗。若硫含量大于0.5,则先回收硫磺较为经济。一氧化碳的脱除一般采用甲烷化法。精馏 主要就是通过乙烯精馏塔将乙烯和乙烷分离，乙烯作为轻关键组分从塔顶馏出，乙烷为重关键组分从塔底流出。从而得到我们所需要的产品乙烯。1.4分离方法简介轻油裂解气分离方法有深冷分离和油吸收分离。前者是在-100甚至更低的温度下，即深冷。使氢气和甲烷与其他烃类分离。其原理就是利用裂解气中各种烃的相对挥发度不同，在低温下把氢气以外的烃类都冷凝下来,然后在精馏塔内进行多组分精馏分离, 利用不同的精馏塔，把各种烃逐个分离下来。因此这一方法实质是冷凝精馏过程。工业上广泛采用的深冷分离方法有低压法和高压法两种。前者脱甲烷塔在 0.60.7MPa的低压下操作，后者脱甲烷塔在约3.0MPa下操作。低压法的特点是在低压下甲烷与乙烯的相对挥发度增大。这在提馏段要求釜液甲烷含量低时更显得重要。另外，利用分氢过程冷凝的重组分由高压节流至低压脱甲烷塔时，能够蒸发部分甲烷并使液体降温，因此可降低该塔的回流比，从而节省能量。但塔顶温度低至-130，需用甲烷乙烯-丙烯三级制冷,使系统复杂化，低温钢材用量也相应增多。高压法的脱甲烷塔塔顶温度为-96,只需用乙烯作制冷剂，制冷系统简单，低温钢材用量少；其缺点是压力增加，相对挥发度减小，不利于组分分离，需加大塔的回流比，能耗增大。 后者是向脱甲烷塔中加入较重的烃类作为吸收剂,以降低混合物的蒸气压，相应地提高分离温度,使制冷等级和材料选择等方面都可以降低要求。但是，由于增加了大量的吸收剂，使设备的钢材总量、过程的总能耗均相应增加。20世纪40年代后期至50年代初期多采用油吸收法建厂。随着生产规模的扩大，对产品纯度的要求提高，油吸收法很快被深冷分离法所取代。裂解气各组分分离的先后，在不违反其组分沸点的顺序下，是可以采用多种排列的方法分离的，在工业上普遍采用的是以碳原子数由少到多依次分离的顺序流程。此外，还有将裂解气先分为氢气-甲烷-C2烃和其他重组分两部分，然后再逐个分离，这是前脱乙烷流程。也有用先分出氢气和C1C3烃的前脱丙烷流程。后两个流程的乙炔催化加氢通常在脱甲烷之前进行，故亦称前加氢流程。这时可以利用裂解气中本身所含的氢而无需另行补充。但裂解气中因有大量过剩的氢，反应难以控制，难免有少量的乙烯也被加氢而变成乙烷。此外，前加氢流程在脱乙烷（或脱丙烷）时，由于含有大量的轻组分，塔顶温度较低，因而比在顺序流程中相应部分所消耗的能量高1015。第二部分 .裂解气深冷分离生产流程或生产方案确定三种技术比较前脱丙烷流程顺序分离流程前脱乙烷流程分离次序先切割及先切割，及塔数量181616裂解气压缩机段数555冷冻级别数786技术年代20世纪90年代20世纪80年代20世纪90年代采用的主要节能技术分凝分离器高效回收低温冷量、脱丙烷塔和乙烯塔的开式热泵、非清晰分割低压脱甲烷前加氢，无需绿油洗涤系统可连续运行4a.但是需采用等温反应器脱甲烷塔双塔高压单塔低压单塔高压乙烯塔低压、热泵，产品塔顶采出高压，产品侧线采出低压、热泵，产品塔顶采出氢气回收率，%708080复杂或专利设备裂解气压缩机、乙烯机、丙烯机、膨胀再压缩机、分凝分离器裂解气压缩机、乙烯机、丙烯机、甲烷压缩机、冷箱裂解气压缩机、乙烯机、丙烯机、冷箱、等温反应器在顺序分离流程中，冷箱和氢气系统互相影响，进而影响甲烷化和碳二加氢，并最终影响乙烯产品规格，操作时需注意各部分的运行情况。前脱丙烷前加氢流程中没有类似的影响因素。在顺序分离流程中，裂解气为乙烯塔中沸器、脱甲烷塔再沸器和中沸器串联提供热量，相互干扰，增加了操作复杂性。增加的甲烷制冷系统也增加了操作难度。根据生产单位的实际运用情况，前脱丙烷的稳定性比其他两种要好。在能耗方面三种技术流程的次序是：前脱乙烷塔前加氢流程顺序分离流程前脱丙烷流程前加氢流程；在适应原料灵活性方面：前脱丙烷流程前加氢流程前脱乙烷塔前加氢1.5生产流程图：本设计采用到是前脱丙烷深冷分离1.1插图塔经与塔间距底关系表（1）塔径D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0塔间距Ht，mm2503003003503503454006005008004-131.6裂解气分离流程说明1.6.1裂解气的压缩裂解气中许多组分在常压下都是气体，其沸点很低，常压下进行各组分精馏分离，则分离温度很低，需要大量冷量和耐低温钢材。为了使分离温度不太低，可适当提高分离压力，裂解气分离中温度最低部位是甲烷和氢气的分离，即脱甲烷塔塔顶，它的分离温度与压力的关系有如下数据。1、压力升高：各组分沸点升高，操作温度升高，耗冷量减少，需耐低温钢材减少，同时可脱除部分重组分和水，有利；2、压力太高：对设备要求升高，压缩功增加，各组分相对挥发度减小，难分，塔釜温度升高，二烯烃聚合，不利；3、综合结果采用3-4MPa大气压。4、压力升高，压缩机内温度升高（近似绝热），二烯烃聚合，沉积在汽缸上，磨损等，同时，压缩机内温度升高，使润滑油粘度下降，使压缩机缩短寿命，为了克服这种矛盾，工程上采用多段压缩，段与段间并须设置中间冷却器。）由上述数据可见分离压力高时，分离温度也高；反之分离压力低时，分离温度也低。分离操作压力高，多耗压缩功，少耗冷量；分离操作压力低时，则相反。此外压力高时，精馏塔塔釜温度升高，易引起重组分聚合，并使烃类的相对挥发度降低，增加分离困难。低压下则相反，塔釜温度低不易发生聚合，烃类相对挥发度大，分离较容易。两种方法各有利弊，都有采用。工业上巳有的深冷分离装置以高压法居多，通常采用3 .6 MPa左右。裂解气压缩基本上是一个绝热过程，气体压力升高后，温度也上升，经压缩后的温度可由气体绝热方程式算出。随压力升高，压缩机内裂解气温度也升高，会使二烯烃在压缩机内聚合，聚合物沉积在汽缸上造成磨损，还会使压缩机内润滑油粘度下降，润滑效果变差，为了克服以上矛盾，工程上采用多级压缩与段间冷却相结合的方法。一般采用3-5级压缩。多级压缩：节约压缩功耗。压缩机压缩过程接近绝热压缩，功耗大于等温压缩，若把压缩分为多段进行，段间冷却移热，则可节省部分压缩功，段数愈多，愈接近等温饱工程压缩。图3-26以四段压缩为例与单段压缩进行了比较。由图可见，单段压缩时气体的PV沿线BC变化，而四段压缩时，则沿线B 1234567进行，后者比较接近等温压缩线BC，所以节省的功相当图中斜线所示面积。降低出口温度。裂解气重组分中的二烯烃易发生聚合，生成的聚合物沉积在压缩机内，严重危及操作的正常进行。而二烯烃的聚合速度与温度有关，温度愈高，聚合速度愈快。为了避免聚合现象的发生，必须控制每段压缩后气体温度不高于100，由式（3-25）计算。段间净化分离。裂解气经压缩后段间冷凝可除去其中大部分的水，减少干燥器体积和干燥剂用量，延长再生周期。同时还从裂解气中分凝部分部分水、C3及C3以上的重组分，减少进入深冷系统的负荷，相应节约了冷量。1.6.2裂解气的净化1.6.2.1酸性气体杂质的来源裂解气中的酸性气体主要是H2S、CO2和其他气态硫化物。它们主要来自以下几个方面。 气体裂解原料带入的气体硫化物和CO2。液体裂解原料中所含的硫化物（如硫醇、硫醚、噻吩、二硫化物等）在高温下与氢和水蒸气反应生成的H2S、CO2，如:裂解原料烃和炉管中的结炭与水蒸气反应可生成CO、CO2。当裂解炉中有氧进入时，氧与烃类反应生成CO2。1.6.2.2酸性气体杂质的危害裂解气中含有的酸性气体对裂解气分离装置以及乙烯和丙烯衍生物加工装置都会有根大危害。对裂解气分离装置而言：CO2会在低温下结成干冰，造成深冷分离系统设备和管道堵塞；H2S将造成设备腐蚀，使加氢脱炔催化剂和甲烷化催化剂中毒，对于下游加工装置而言，当氢气，乙烯、丙烯产品中的酸性气体含量不合格时，可使下游加工装置的聚合过程或催化反应过程的催化剂中毒，也可能严重影响产品质量。因此，在裂解气精馏分离之前，需将裂解气中的酸性气体脱除于净。裂解气压缩机入口裂解气中的酸性气体摩尔分数含量约 0.2-0.4，一般要求将裂解气中的H2S、CO2的摩尔分数含量分别脱除至 110-6以下。1.6.2.3酸性气体杂质的脱除方法碱洗法脱除酸性气体 碱洗法是用NaOH为吸收剂，通过化学吸收使NaOH与裂解气中的酸性气体发生化学反应，以达到脱除酸性气体的目的。其反应如下：上述两个反应的化学平衡常数很大，在平衡产物中H2S、CO2的分压几乎可降到零，因此可使裂解气中的H2S、CO2的摩尔分数含量降到110-6以下。但是，NaOH吸收剂不可再生。此外，为保证酸性气体的精细净化，碱洗塔釜液中应保持NaOH含量约2左右，因此，碱耗量较高。碱洗可以采用一段碱洗，也可以采用多段碱洗。为提高碱液利用率，目前乙烯装置大多采用多段（两段或三段）碱洗。即使是在常温操作条件下，在有碱液存在时，裂解气中的不炮和烃仍会发生聚合，生成的聚合物将聚集于塔釜。这些聚合物为液体，但与空气接触易形成黄色固态，通常称为“黄油”。“黄油”的生成可能造成碱洗塔釜和废碱罐的堵塞，而且也为废碱液的处理造成麻烦。由于“黄油”可溶干富含芳烃的裂解汽油，因此，常常采用注人裂解汽油的方法，分离碱液池中的“黄油。图-20为两段碱洗。如图所示，裂解气压缩机三段出口裂解气经冷却并分离凝液后，再由37预热至42，进入碱洗塔，该塔分三段，段水洗塔为泡罩塔板，段和段为碱洗段（填料层），裂解气经两段碱洗后，再经水洗段水洗后进人压缩机四段吸入罐。补充新鲜碱液含量为18%-20%，保证段循环碱液NaOH含量约为5%-7%；部分段循环碱液补充到段循环碱液中，以平衡塔釜排出的废碱。段循环碱液NaOH含量为2%-3%。碱洗塔操作条件：温度常温（30-40）：温度升高，裂解气中酸性气体平衡分压增加，脱除不净；温度降低，反应速度降低，碱液粘度增加，且生成的盐在废碱中的溶解度下降，流动阻力增加，结晶，造成阻塞，操作费用增加，故选常温。压力中压（1MPa左右）：压力升高，裂解气中酸性气体分压增加，溶解度增加，脱除彻底；但压力太高，设备材质要求升高，能耗增加，会有部分重组分脱除，且生成的盐在废碱中的溶解度下降，结晶，造成阻塞，故选中压。碱液浓度18%-20%（10%-15%）：太小酸性气体脱不净，太高浪费且碱液粘度增加，生成的盐在废碱中的溶解度下降，结晶，造成阻塞，故选18%-20%。乙醇胺法脱除酸性气体 用乙醇胺做吸收剂除去裂解气中的H2S、CO2是一种物理吸收和化学吸收相结合的方法，所用的吸收剂主要是一乙醇胺（MEA）和二乙醇胺（DEA）。在使用过程中一般将这两（或三种加三乙醇胺）种乙醇胺混合物（不分离）配成30%左右的水溶液（乙醇胺溶液，因为乙醇胺中含有羟基官能团，溶于水）使用。以一乙醇胺为例，在吸收过程中它能与H2S、CO2发生如下反应。以上反应是可逆反应，在温度低，压力高时，反应向右进行，并放热；在温度高，压力低时反应向左进行，并吸热。因此，在常温加压条件下进行吸收，吸收液在低压下加热，释放出H2S、CO2，得以再生，重复使用。醇胺法与碱洗法的比较 醇胺法与碱洗法相比，其主要优点是吸收剂可再生循环使用，当酸性气含量较高时，从吸收液的消耗和废水处理量来看，醇胺法明显优于碱洗法。醇胺法与碱洗法比较如下：A醇胺法对酸性气杂质的吸收不如碱彻底，一般醇胺法处理后裂解气中酸性气体积分数仍达30-5010-6，尚需再用碱法进一步脱除，使H2S、CO2体积分数均低于 110-6，以满足乙烯生产的要求；B醇胺虽可再生循环使用，但由于挥发和降解，仍有一定损耗。由于醇胺与羰基硫、二硫化碳反应是不可逆的，当这些硫化物含量高时，吸收剂损失很大；C醇胺水溶液呈碱性，但当有酸性气体存在时，溶液pH值急剧下降，从而对碳钢设备产生腐蚀。尤其在酸性气浓度高而且温度也高的部位（如换热器，汽提塔及再沸器）腐蚀更为严重。因此，醇胺法对设备材质要求高，投资相应较大；因此，一般情况下乙烯装置均采用碱法脱除裂解气中的酸性气体，只有当酸性气体含量较高（例如：裂解原料硫体积分数超过0.2）时，为威少碱耗量以降低生产成本，可考虑采用醇胺法预脱裂解气中的酸性气体，但仍需要碱洗法进一步作精细脱除。1.7裂解气的干燥1.7.1水的来源及水的危害 主要来源有：稀释剂、水洗塔、脱酸性气体过程。裂解气经预分馏处理后进人裂解气压缩机，在压缩机人口裂解气中的水分为入口温度和压力条件下的饱和水含量。在裂解气压缩过程中，随着压力的升高，可在段间冷凝过程中分离出部分水分。通常，裂解气压缩机出口压力约3.5-3.7 MPa，经冷却至 15左右即送入低温分离系统，此时，裂解气中跑和水含量约（600-700）10-6。危害：这些水分带人低温分离系统会造成设备和管道的堵塞，除水分在低温下结冰造成冻堵外在加压和低温条件下，水分尚可与烃类生成白色结晶的水合物，如CH46H2O、C2H67H2O、C3H88H2O。这些水合物也会在设备和管道内积累而造成堵塞现象，因而需要进行干燥脱水处理。为避免低温系统冻堵，通常要求将裂解气中水含量（质量分数）降至110-6下，即进入低温分离系统的裂解气露点在-70以下。1.7.2水的脱除方法裂解气中的水含量不高，但要求脱水后物料的干燥度很高，因而，均采用吸附法进行干燥。常用的干燥剂有：硅胶、活性碳、活性氧化铝、分子筛等。分子筛：由氧化硅和氧化铝形成的多水化合物的结晶体，在使用时将其活化，脱去结合的水，使其形成均匀的空隙，这些空有筛分分子的能力，故称分子筛。氧化硅和氧化铝的摩尔比不同，形成了不同的分子筛，有A、X、Y型，每种又包括很多种，如A型有板有3A、4A、5A等。3A分子筛是离子型极性吸附剂，对极性分子特别是水有极大的亲和性，易于吸附；而对H2、CH4、C3以上烃类均不易吸附。因而，用于裂解气和烃类干燥时，不仅烃的损失少，也可减少高温再生时形成聚合物或结焦而使吸附剂性能劣化。反之，活性氧化铝可吸附C4不饱和烃，不仅造成C4烯烃损失，影响操作周期，而且再生时易生成聚合物或结焦而使吸附剂性能劣化。3A分子筛劣化的主要原因是由于细孔内钾离子的入口被堵塞所致，循环初期劣化速度较快，以后慢慢趋向一个定值。其裂化度约为初始吸附量的30左右，较活性氧化铝为优。目前，裂解气干燥脱永均采用3A分子筛，一般设置两个干燥剂罐，轮流进行干燥和再生，经干燥后裂解气露点低于-70。裂解气中含有H2S、CO2、H2O、C2H2、C3H4、CO等气体杂质，其含量见表达2-6。来源主要有：一是原料中带来；二是裂解反应过程生成；三是裂解气处理过程引人。 这些杂质的含量虽不大，但对深冷分离过程是有害的。而且这些杂质不脱除，进入乙烯，丙烯产品，使产品达不到规定的标准。尤其是生产聚合级乙烯、丙烯，其杂质含量的控制是很严格的，为了达到产品所要求的规格，必须脱除这些杂质，对裂解气进行净化。1.7.3裂解气的精馏 裂解气在78个串联和并联的精馏塔中，根据沸点的不同，在加压下最终分离出氢甲烷、乙烯、乙烷、丙烯、丙烷、碳四馏分、碳五馏分和裂解汽油等产品。分离程序视分离流程的不同而异。精馏塔的压力是可选择的，混合物的泡点随压力的增加而升高，增大压力，可使塔顶冷却费用降低，塔的单位截面积处理量增大；但相对挥发度随之减小，从而导致回流比的增大；同时，会因塔釜温度升高而可能生成聚合物。 甲烷与乙烯的分离就沸点而论并不困难。但由于含有大量的氢而不得不采取低温，致使这里成为消耗能量最大的部分。聚合级的乙烯纯度要求极高，且由于催化加氢带入甲烷，需要第二次脱除。另外，乙烯与乙烷的分离、丙烯与丙烷的分离也是十分重要的，因为它们的相对挥发度都相当小,分离时回流比大(前者为3.54.5，后者高达20)，分离效果直接影响最终产品的纯度。如果采用后加氢流程则可严格控制氢炔之比，使乙炔转为乙烯，乙烯总量因而略增加。 1.8文献综述(参考文献列在最后面)为了做本次设计我查阅了许多资料，其中还有张老师为我们找的两本，对我的设计能顺利完成有很大的帮助。这些书分别为石油炼制设计数据图表集 上海化工学院炼油教研组编，石油化工工艺计算图表 北京石油设计院编，化工工艺设计手册第二版（上册） 国家医药管理局上海医药设计院编，化学工程手册第二版（上卷） 时钧、汪家鼎、余国琮、陈敏恒主编，Matheson气体数据手册 【美】卡尔L.约斯主编.陶鹏石、黄建彬、朱大方译，基本有机化工工艺学 华东理工大学等合编. 吴指南主编，分离工程 张顺泽、刘丽华等编，化工热力学 马沛生主编，化工机械基础 第二版陈国桓主编，化工设备机械基础第二版 汤善甫、朱明恩主编。1.9 设计任务的依据1.9.1数据（不全面）0.020.00140.60.250.11510.00750.00550.00051.02.工艺计算书（物料和热量衡算）2.1确定轻重关键组分选取为轻关键组分，为重关键组分0.020.00140.60.250.00750.00550.11510.00051.0裂解气进入乙烯塔的量：13.383万吨则又混合气的摩尔质量为裂解气的进料量： 2. 2 计算塔顶塔底组成，塔顶塔底温度（1）由进料组成、进料量按清晰分割求、因为题目中轻重组分收率分别为99%、95%设的回收率 的回收率计算结果列表如下：0.0210.164110.16410000.00140.71150.71150000.6304.9219301.87270.81603.04620.04080.25127.05086.35250.10646.35250.0850.115158.494200.038158.49420.78250.00552.7951002.79510.0.03740.00753.8115003.81150.0510.00050.2541000.25410.0033991.0000508.2032319.10080.999974.75661.0000确定关键组分塔顶、塔底分布量：按理想切割情况塔顶量塔底量（2）估算塔顶、塔底温度tD、tW、及各组分相对挥发度按理想切割的组成来进行计算，操作压力为0.5MP。设塔顶温度为-68，用露点方程 计算列表如下：组分10.16410.7115301.87276.3525319.10080.031850.00222970.9460.01991.00004311.71.350.930.51/0.99379在所设的-68条件下，符合，故所设塔顶温度-68正确。设塔底温度为-8，用泡点方程计算列表如下：0.78250.48740.920.44840.03740.010080.7280.007280.0850.081185.50.443620.0033990.080170.1750.0140.0510.07563 0.080.06121.14830.99996/1.0069在所设的-8条件下，符合，故所设塔底温度92正确。（3），为避免计算后关键组分浓度超过限度值，在和采用计算浓度值略小于规定值，分别为0.0196，0.028因此求以重关键组分为对比组分的各组分的平均相对挥发度，计算列表如下：12.721.525422.87.524812.72691.592.69696.852.26072.46831.091.84754.951.63371.73730.5 913.03110.0870.10751.120.36960.23350.0660.11190.920.30360.18430.0450.07630.740.24420.13650.0060.01020.1550.05120.0229 代入汉斯特别克公式，得到： （4）分别将除关键组分以外的各组分的平均相对挥发度代入上式求得，进一步求得、，列表如下：12.72694.65810.164110.16412.1820.032111.13852.46834650.50380.71150.71151.52960.0022487.98071.737354.9921304.9219299.47615.44580.94610.0281110.0512127.05086.1882120.86260.019550.63060.23355.32353.81152.0293.81156.31830.019890.18432.6858.49421.567658.49424.95230.30520.13656.042.79511.6882.79515.33270.014580.02299.650.25412.450.25417.73991.325818.50974.658508.2032316.5399191.66351.0000081.0000058由上表所列数据可知： 均小于规定浓度值，符合分离要求。（由上表所列数据可知： 均小于规定浓度值，符合分离要求。2.3 泡点计算（1）确定泡点温度设泡点温度为-68，查在0.5MP、-68下各组分的K值，计算列表如下：0.02120.240.001470.00980.610.60.250.560.140.00750.120.00090.11510.0670.00770.00550.0440.00020.00050.0150.00000751.0/0.9901所以泡点温度为-68。（2）确定露点温度设露点温度为-45，查在0.5MP、-45下各组分的K值，计算列表如下：0.02160.001250.001460.000230.62.10.28570.251.220.20490.751.20.5250.11510.230.50.00550.180.0360.00050.130.00381.00.9988所以露点温度为-45。即泡点温度为-68，露点温度为-45。（1） 计算进料温度和气化率a.计算进料温度=-45b.计算进料在49、2.5MP下的气化率设，则所以e=0.00050，即为泡点进料。2.4 由芬斯克方程计算 求塔顶、塔底温度，压力为2.5MP条件下的相对挥发度，计算列表如下：温度值1.00.564.913.05所以最小理论板数为13块。2.5 由恩德伍德方程计算塔顶塔底平均温度是：以最重关键组分为对比组分求各组分的相对挥发度，查各组分在0.5MP，-38下的K值，列表计算如下：0.0217.24300.00143.7493.50.62.6265.50.251.537.50.00750.399.750.11510.3280.00550.256.250.00050.04由于前面已求出：通过试差计算求由于脱乙烷塔目前计算中的轻重关键组分不相邻，从而脱乙烷塔的主要分离任务是把乙烷及更轻的组分从进料混合物中分离，主要是实现乙烷和丙烯之间的分割，故计算时应使65.537.5。列表计算如下：0.020.00140.60.250.00750.11510.00550.00051.0/， 接近，正确。各组分塔顶含量如下表所示：0.032110.0022480.94610.01955000051.000008所以该塔最小回流比为1.0389。2.6 由吉利兰图确定操作回流比一般定为最小回流比的1.22倍，即（1.22）取1.5=1.51.0389=1.558,又查吉利兰图,得,则块, 块。2.7 由奥康奈尔图确定板效率该塔平均操作温度列表计算：0.02000.0014000.6000.25000.0075000.11510.080.0092080.00550.09250.0000510.00050.150.0000751.000/0.009333查0.5MP,-39.5下，得，则：，由奥康奈尔图查得:总板效率2.8 确定进料板位置（1）实际塔板数扣除重沸器以后计算实际塔板数取进料位置：m=18.21块 n=5.97块精馏段共5.97块理论板精馏段实际塔板数：提馏段实际塔板数：3.热平衡计算3.1焓值计算塔底温度-68分别查出对应温度下各个板上的和值，然后算出和列表计算如下：16142870.17570.0321144.697812.2426141520.00303580.0022483.03911.126328143410.87990.94611086.12283523.119630146330.009970.0195519.354543.668640145340800.000000008704214232000.000000006704414131000058133280000/1.0061.000081153.21334390.15453.2塔顶计算 塔底温度-8，同上161731220.17570.0321162.6787486.337626168980.00303580.0022485.727913.2568828162870.87990.94612304.69962143.436430167750.009970.0195543.987522.432540163680800.00000001704215964000.00000001304415863000058154620000/1.0061.000082417.09372665.46343.3塔底计算因为老师给定的进料温度为-45，查0.5MP时各组分的,列表计算如下：16980.0231.3626750.00142.7328560.6940.830500.2537540480.007514.442450.1151217.53944420.00559.47158410.00051.189/1.01592.489计算：4. 塔的水力计算和塔板计算4.1 准备工作4.1.1 求,分别查各组分在2.5MP下的,分别查各组分在2.5MP下的,列表计算如下：（）（）塔顶塔底160.4250.7170.032110.17571.13852.596260.6151.1710.0022480.0030357.98075.586280.5771.2620.94610.87990.028110.14055300.5481.3570.019550.009770.63060.8918400.7061.8086.318300.019890.02029420.6121.9144.952300.30520.2808440.5822.0205.332700.014580.010789580.5792.6737.739901.32582.32015其中，精馏段：, ，, 提馏段：， ， 全塔：(+)/2=2.2996 ，(+)/2=571.7543 ， (+)/2=35.8667，(+)/2=31.75814.1.2 求和由于前面已算出D=315.7975，R=1.558，则G=(R+1)D=807.81=3.4998而而= =0.01544.1.3 求平均温度下的表面张力在，P=0.5MP条件下查各组分的表面张力，然后求平均值，即根据精流段物料流率和组成，并近似按塔顶压力和温度考虑，可求得本塔的设计参数如下表：设计参数表气体平均摩尔质量（）35.8667液体平均摩尔质量（）31.7581气相密度（）2.2996液相密度（）571.7543气相体积流率（）3.4998液相体积流率（）0.0154液相表面张力（）9.254.2 塔径的选取由于适宜的空塔气速（0.60.8），因此首先计算，即,由于处理量较大，初选板间距，板上液层高度，所以分离空间。又因查史密斯关联图得气相负荷因子，由经验公式进行表面张力修正，得由化学工程手册14-26（2-28）式求得取设计裕度为0.6，故空塔气速u=0.61