轻油裂解气低压深冷分离制乙烯

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ABSTRACTETHYLENEISANIMPORTANTORGANICCHEMICALINDUSTRYONEOFTHEPRODUCTS,OILCRACKEDGASETHYLENEISANIMPORTANTMETHODOFSYNTHESISOFETHYLENECRYOGENICSEPARATIONOFCRACKEDGASPURIFICATIONMETHODISANIMPORTANTMETHOD,ACCORDINGTOTHETEMPERATUREANDPRESSUREWEREDIVIDEDINTOHIGHANDLOWPRESSURETWOWAYSTHEDESIGNUSESLOWPRESSURECRYOGENICGASOILCRACKINGMETHODOFSEPARATIONOFETHYLENE1FIRST,FROMTHEDATAGIVENTHATTHEPYROLYSISGASCOMPOSITION,SOTHATLATER,AFTERCONSIDERINGTHECOMPOSITIONTHROUGHTHEIMPURITY,ACCORDINGTOTHERECOVERYOFPYROLYSISGASGIVENRATES,THEVARIOUSCOMPONENTSOFTHECONTENTINTHETOPOFTHETOWERBOTTOMOFTHECOLUMN,FOLLOWEDBYCALCULATIONOFBUBBLEPOINTTEMPERATUREANDDEWPOINTTEMPERATURE,ACCORDINGTOTHETEMPERATUREANDDEWPOINTTEMPERATURE,BUBBLEPOINTCALCULATIONGASIFICATIONEFFICIENCY,FOLLOWEDBYCALCULATIONOFTHEEFFICIENCYOFREFLUXRATIOANDTHEBOARDTODETERMINETHEACTUALPLATENUMBER2THEHEATBALANCECALCULATION3TOWERTRAYHYDRAULICCALCULATIONSANDCALCULATION,AFTERCALCULATION,FINDTHETOWER,TOWERDIAMETERANDOTHERPARAMETERSOFASERIESOFTOWERS,THETOWEROFTHEMAINEQUIPMENTTOCOMPLETETHECALCULATION4WORKSHOPLAYOUT5SHOWTHEDESIGNPROCESSUSEDINTHEPROPRIETARYSYMBOL6SUMMARIZESTHEWORKONTHEDESIGNMANYOFTHEDESIGNPROCESSWITHREFERENCETOLITERATURE,TOALARGENUMBEROFLOOKUPTABLEANDCALCULATIONPARTOFTHECHARTEXTRACTTOTHEDESIGN,REFERENCEISALSOCITEDINTHEDESIGN。KEYWORDS裂解气低压法深冷分离乙烯关键组分目录摘要IABSTRACTII1总述411插图412概述613分离的基本过程614分离方法简介715生产流程图本设计采用到是前脱丙烷深冷分离916裂解气分离流程说明11161裂解气的压缩11162裂解气的净化1317裂解气的干燥17171水的来源及水的危害17172水的脱除方法17173裂解气的精馏1818文献综述1919设计任务的依据19191数据192工艺计算书（物料和热量衡算）2021确定轻重关键组分2022计算塔顶塔底组成，塔顶塔底温度2023泡点计算2524由芬斯克方程计算MN2725由恩德伍德方程计算INR2826由吉利兰图确定T3027由奥康奈尔图确定板效率3028确定进料板位置313热平衡计算3031焓值计算3032塔顶计算3133塔底计算314塔的水力计算和塔板计算3341准备工作33411求MG,L,进料,MGM,L33412求和34413求平均温度下的表面张力3442塔径的选取3543塔高计算3644塔板结构尺寸确定36441塔板尺寸36442出口堰高度WH37443计算降液管底部进板处的液体流速DU37444验算液体在降液管内的停留时间3745塔板布置3746流体力学验算38461全塔总压降38462漏液的验算39463降液管液泛验算39464雾沫夹带验算4047操作弹性4048负荷性能图41481雾沫夹带上限线141482降液管液泛线241483液相负荷上限线341484气相负荷下限线442485液相负荷下限线54249进料管计算425车间布置4451车间布置设计的原则4452车间平面布置的内容和要求44521车间平面布置的内容44522车间平面布置要求4553车间平面布置方法45531准备资料45532流程式布置466主要符号说明477设计体会与收获501总述12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。13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35MPA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01（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0105，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05,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。14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0607MPA的低压下操作，后者脱甲烷塔在约30MPA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34/C割及521/HC345先切割，23/C2及1H45C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15生产流程图本设计采用到是前脱丙烷深冷分离11插图塔经与塔间距底关系表（1）塔径D，M03050508081616242440塔间距HT，MM25030030035035034540060050080041316裂解气分离流程说明161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34MPA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36MPA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35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326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B1234567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（325）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。162裂解气的净化1621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。1622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0204，一般要求将裂解气中的H2S、CO2的摩尔分数含量分别脱除至1106以下。1623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1106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1820，保证段循环碱液NAOH含量约为57；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23。碱洗塔操作条件温度常温（3040）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1820（1015）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1820。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3050106，尚需再用碱法进一步脱除，使H2S、CO2体积分数均低于1106，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02）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。17裂解气的干燥171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3537MPA，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（600700）106。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1106下，即进入低温分离系统的裂解气露点在70以下。172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26。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。173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3545，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。18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。19设计任务的依据191数据（不全面）I01C202C330C4IZ002000140602501151000750005500005102工艺计算书（物料和热量衡算）21确定轻重关键组分选取为轻关键组分，为重关键组分2C02CI0120230C304IZ00200014060250007500055011510000510裂解气进入乙烯塔的量13383万吨则413801527/6TH又混合气的摩尔质量为3061/MKGMOL裂解气的进料量15274/582/HLH22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、DW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2C90L3C95H2508361872/CDKMOLH204W325963/CKL35081852DMOH计算结果列表如下IIZIFIDDIXIWWIX01C0021016411016410002000140711507115000063049219301872708160304620040802C02512705086352501064635250085301151584942000381584942078250000552795100279510003743C0007538115003811500510400005025410002541000339910000508203231910080999974756610000确定关键组分塔顶、塔底分布量按理想切割情况塔顶量5082301463579/DKMOLH塔底量179257/WFKOLH（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05MP。设塔顶温度为68，用露点方程计算列表如下1IIYXK组分I01C22C02C/IDKMOLH101641071153018727635253191008DIY003185000222970946001991000043IK117135093051/DIY099379在所设的68条件下，符合，故所设塔顶温度DIYK0910DIYK68正确。设塔底温度为8，用泡点方程计算列表如下IIYXIIW/KMOLHWIIKWIX3C07825048740920448400037400100807280007282C0085008118550443604C2000339900801701750014300510075630080061211483099996/10069在所设的8条件下，符合，故所设塔底温度IWKX0910IWKX92正确。（3），0198/HDKMOLH28/LWKMOLH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DLW规定值，分别为00196，0028因此31579061893/HDKOLH282WMH1940573874/LKOLH3822965LDMLW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02CIDKIDHWKIWHIH01127215254228752481272692C159269696852260724683109184754951633717373020591303113C008701075112036960233500660111909203036018430300450076307402442013654C00060010201550051200229IDIHKIWIH12IHIDIWH代入汉斯特别克公式，得到LOGLOGLLLOGIHILHLDDWWLL0512L5031L52OG7IHL9462973IH12654L10I（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，IHIDW进一步求得、，列表如下IDIWDIXWIIIHIIFIDIWDIXWI01C127269465812010164110164121821200032111138514022468346505038071150711515296400022487980772C17373549921304921929947615445809461002811021005121270508618821208626001955063063C0233553235103811520299103811563183120001989301843268158494215676958494249523120305203C0136560413027951168812027951533271500014580400229965025412453025417739913258231026103185097465812508203231653991916635100000810000058由上表所列数据可知01956DHX02841WLX均小于规定浓度值，符合分离要求。（由上表所列数据可知03718DHX052497WLX均小于规定浓度值，符合分离要求。23泡点计算（1）确定泡点温度设泡点温度为68，查在05MP、68下各组分的K值，计算列表如下IIZIWIXK01C002120242000147000980610602C025056014300075012000090115100670007703C0005500440000204C0000500150000007510/09901所以泡点温度为68。（2）确定露点温度设露点温度为45，查在05MP、45下各组分的K值，计算列表如下IIZIIZK01C00216000125200014600002306210285702C025122020493075120525011510230503C000550180036400005013000381009988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45365981963584371602TB计算进料在49、25MP下的气化率IZKE设，则05E0FE所以E000050，即为泡点进料。24由芬斯克方程计算MN208419DLCX20549WLCX37H3H求塔顶、塔底温度，压力为25MP条件下的相对挥发度，计算列表如下值IK温度2C02C68DT10056W49130512LHLDH0946063OG52816531LOG7MN块所以最小理论板数为13块。25由恩德伍德方程计算MINR塔顶塔底平均温度是1382DWTT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09CI05MP，38下的K值，列表计算如下IIZIKI01C0021724302000143749350626265502C0251537530007503997501151032803C00055025625400005004由于前面已求出通过试差计算求0,E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655375。列表计算如下IIZIZ01C002430220001495132C06605020253723C000759507，接近，正确。3950E各组分塔顶含量如下表所示I01C22C023C303C04DIX003211000224809461001955000051000008所以该塔最小回流比为10389。118IDMXR203918MR26由吉利兰图确定TN操作回流比一般定为最小回流比的122倍，即（122）RMIN取1515103891558,又RMIN14MS1580392查吉利兰图,得,则块,块。4MSS23TN3C011518015030005562504C000051010/27由奥康奈尔图确定板效率该塔平均操作温度382DWT列表计算IFIIXZLIFILX01C0020020001400060002C025003000750001151008000920803C0005500925000005140000501500000751000/0009333查05MP,395下，得，65LK375H则，17LLHLFILX016LH由奥康奈尔图查得总板效率9T28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12485TAN块取进料位置NM1TNLOGN03278LLHLDFLHLFWXMM1821块N597块精馏段共597块理论板精馏段实际塔板数657ATN块提馏段实际塔板数M18块3热平衡计算31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1GIHLI1LIHGI列表计算如下IIM1GIH1LI1IX1IY1LIH1GI01C16142870175700321144697812242261415200030358000224830391112632C2814341087990946110861228352311960230146330009970019551935454366863C4014534080000000000870342142320000000000067003C44141310000458133280000/1006100008115321334390154532塔顶计算塔底温度8，同上IIM1GIH1LI1IX1IY1LIH1GI01C16173122017570032116267874863376226168980003035800022485727913256882C2816287087990946123046996214343640230167750009970019554398752243253C40163680800000000017034215964000000000013003C44158630000458154620000/1006100008241709372665463433塔底计算因为老师给定的进料温度为45，查05MP时各组分的,列表计算如下LFIHIIMLFIHIFLFIFIIHHM01C169800231362267500014273285606940802C3050025375340480007514442450115121753903C444200055947145841000051189/101592489计算2135792843901532164837GLDQRHJ4塔的水力计算和塔板计算41准备工作411求,分别查各组分在25MP下的,MGL进料MGMLLG分别查各组分在25MP下的,列表计算如下L塔顶塔底II（L）3GCM（G）3KGDIXDIYWIXIY01C160425071700321101757113851402596132260615117100022480003035798077558662C280577126209461087990028110140550230054813570019550009770630608918340070618086318312000019890020293C4206121914495231200305202808034405822020533271500001458001078904C58057926737739926100132583123201530其中，精馏段,，1256GIDY3KGM571642LIDX3KGM,784GDIMOL9LIMOLI718LLX进料进料3KG提馏段，3465GIWY3KGM571862LIWX，3KGM90IOL7LWIKMXL全塔/222996，/25717543，MG3GML3KGM/2358667，/2317581KOLMOL412求和L由于前面已算出D3157975，R1558，则GR1D8078134998/KMOLH8071356293MS而而492157LF/KOLH001540738603S413求平均温度下的表面张力86382T在，P05MP条件下查各组分的表面张力，然后求平均值，即205107541958M达因厘米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（）KGMOL358667液体平均摩尔质量（）KGMOL317581气相密度（）322996液相密度（）35717543气相体积流率（）S34998液相体积流率（）S00154液相表面张力（）2达因厘米92542塔径的选取S4VDU由于适宜的空塔气速（0608），因此首先计算，即UMAXUMAXU,MAXLGUC由于处理量较大，初选板间距，板上液层高度，40TH120LH所以分离空间。280TLHHM又查史密斯关联图得气相负荷因子，由经验公式进行3C210MC表面张力修正，得0738C由化学工程手册1426（228）式求得MAX163LGUCS取设计裕度为06，故空塔气速U061161306968S则S4VDU349810625M取D3M43塔高计算2DATFWZHNSH已知实际板数N，取每隔6块板设计一个人孔，则人540M孔数目为，取人孔两板之间间距为，塔顶空间136S个T70MDH，塔底空间，进料板空间，则Z。10MWH240FH51444塔板结构尺寸确定441塔板尺寸塔径2400MM，所以采用双溢流型分块式塔板。由化学工程手册表（32）得弓形降液管堰长15WLM弓形降液管堰宽度0D弓形降液管堰面积26A442出口堰高度WH由于板上液层高度可表示为（），故LWHOWHLO此处，为堰上液头，对于平堰用式，一般情况下，取OWH238410OWLELE1，L5544，则00031，011693MOWMWHLOM443计算降液管底部进板处的液体流速DU降液管底部与塔板间距为，取此底部的液封高度（）为00476M,OHWHO则00414MOH因此降液管底部进板处的液体流速015428DWOLMUSLH一般在007025范围内，故认为合适。DUMS444验算液体在降液管内的停留时间现一个降液管的面积，所以206DAM675DTAHSL此时大于5，故降液管尺寸符合要求。S45塔板布置因为D25M,所以塔板周边边缘50CWM塔板布置主要取决于浮阀介数及排列，由图31取安定区，取孔80SWM速动能因子21OFJB11868标准规定型浮阀的阀孔直径为80，按流速公式计算浮阀数，M即，圆整，取N297个24895268570134OVNDW个因圆整数与计算数相差较小，故不再重新核算。阀孔气速动能因子取浮阀为正三角形排列，可参照筛板上筛孔正三角形排列的有关公式计算孔间距，即097OTDA其中22149OADNM221SIN80XAXRR而，17CDWM920DSDWM故，23806AT取，依此值估算出共排280个阀。T现验算，即OF21780OOVMWSDN故2314OGKGS故所采用的浮阀符合要求。46流体力学验算461全塔总压降总压降为各层塔板压降之和，即，每板的压降可由式APNP计算。CLPP其中，干板压降由于塔板液层高的压降L由于液相表面张力的压降P气体通过干板的压降的计算CP首先，计算浮阀由部分全开变为全部打开的临界孔速，应用式OCW1182582506317843OCGW故应按全开后的公式计算，即LP254156089GCOWPA全体通过板上清液层的压降为，可按塔板上清液层高度，即LPLH，其中，LLLWOPGHH054充气系数98160375431267231LPA由液相表面张力引起的压降由式P954487250OPAD最终，每层塔板的压降12560817238316P则全塔总压降为394PAK462漏液的验算取孔速动能因子的下限为8，则最小孔速为，OF,MIN2534OGFMWS所以塔板不会漏液。463降液管液泛验算由于降液管液泛界限是，又有DTWHHDTWHH现取降液管内泡沫层对清液层密度，073常数则，所以降液管内清液层高度073848512TWHM为DODPH注一般可略去液面梯度克服液体流出降液管底部的局部阻力所需的液柱，即DH201530379DWOLHMLH故1240379028DPM所以不会发生液泛现象。464雾沫夹带验算对于一般大塔，泛点率，雾沫夹带才能维持在允许范围内，802LF而泛点百分数为,其中为塔截面积。195GLLSFVAKCSA28M由，查泛点负荷因子图得，取,故34GKGM08TH0FC1K145607914351028979822LF47操作弹性从雾沫夹带考虑气相负荷上限，取泛点率为，MAXV82得，得MAX108295GLSFVAKC3MAX5S若从降液管液泛计算气相负荷上限AV可有MAX07384083512DTWHHM又因为,AXPDOW所以,MAX083512412667PH即，所以,037CLHM,MAX67C此即在气相负荷上限时，相当于干板压降得液柱高度，而干板压降应MAXV采用浮阀全开后的公式，即，所以981075PX105XKPA故，所以,MAX,MAX5342OCGWPA,MAX68OWS此时相当的气相负荷为22MAX,AX16580789744OOMVWDNS从安全考虑，应取前两中的较小者，即，而前面已经MAXV3AXV求出允许的，所以操作弹性3MI