年产60万吨甲醇制烯烃初步设计

1年产60万吨甲醇制烯烃项目工艺流程初步设计摘要在富煤少油的国情下，我国的基础化工原料不可能一直用油来制备。新途径甲醇制烯烃技术找到了煤代替石油的一个方向，而现在国内技术已相当成熟。今就对比国内外各个工艺，找到适合的工艺路线，画出PDF图；用AspenPlus对工艺流程进行模拟；在用得到的数据进行设备选型画出设备条件图；对厂区，车间进行布置，画出厂区布置图、车间平立面图；最后对环境与经济做出评价与概算。关键词：甲醇制烯烃；甲醇；烯烃；初步设计；Abstract:Underthenamaterialscannotalwaysbepreparedwithquitemature.Nowcomparethevariousprocessesestimatetheenvironmentandeconomy.目录年产60万吨甲醇制烯烃项目工艺流程初步设计 1 1 31.1乙烯、丙烯的用途 41.1.1乙烯的用途 421.1.2丙烯的用途 41.2乙烯、丙烯的国内外市场供需情况 51.3主要方法 71.4课题研究的目的，意义和内容 8第二章工艺方案选择 92.1概述 92.2煤基甲醇制烯烃工艺对比 92.2.1MTO反应工艺对比 92.2.2MTP工艺对比 2.4工艺流程简述 第三章工艺流程模拟 3.1工艺流程叙述与模拟 3.1.1反应工段 3.1.2预反应工段 3.2.3后续分类工段模拟 3.2.4裂化回收工段 第四章物料衡算 204.1概述 4.2物料衡算的目的 214.3物料衡算的方法 4.4物料衡算的任务 214.5系统物料衡算 第五章热量衡算 225.1概述 225.2热量衡算的方法 5.3热量衡算的任务 5.4系统热量衡算 23第六章设备选型 6.1反应器设计 236.1.1反应再生工段反应器 236.1.2预分离工段加氢反应器 6.2分离器设计 263 26第七章总图与车间布置 277.1总图布置 277.2车间布置 28第八章环境保护 29 298.2各个工段污染物 298.2.2废气处理 29 第九章项目概算 9.1工程概括 9.2项目总投资概算 结论 致谢 错误!未定义书签。 以煤为源头的甲醇制烯烃的工艺自20世纪70年代以来一直为人所关注[1-21。在现今已发展得较为完善。这项新技术正是为改变上游石油资源的短缺而引起人们的关注，石油作为不可再生资源，储量十分有限，价格也不断变化并且总体呈上升趋势。这种变化严重地影响着下游产品的发展，例如石油制低碳烯烃，而低碳烯烃中的乙烯和丙烯作为最为重要的化学工业基础原料，需求量逐年上涨，但石油量与石油价格制约乙烯和丙烯的产量。所以找寻替代石油资源的其他途径来制得下游产品已成为现今的一个发展方向，以煤为原料来制得甲醇再生产低碳烯烃逐渐进入人们的视野[3]。按产物的不同又可分为两类，一类是甲醇制烯烃(MTO)工艺，目的产物为乙烯和丙烯；一类是甲醇制丙烯(MTP)工艺，目的产物是丙烯[4]。我国处于一个富煤少油贫气的状态，用丰富的煤资源来取代稀少的石油资源正是一个非常好的发展方向，在一定程度上减轻了我国的能源安全危机。4乙烯，化学式为C₂H₄,无色稍有气味气体，相对密度为0.91,易爆炸，比空气的密度略小，难溶于水，易溶于四氯化碳等有机溶剂5;乙烯具备其特有的臭味，但有的乙烯是淡淡的甜味；对人的神经有较强的麻醉性，如果在意外下呼吸到乙烯浓度很高的气体将立刻昏倒，吸入新鲜空气即可急救。对眼睛和呼吸道有刺激性。对水体、土壤、大气可造成污染。在工业上，乙烯不仅是产量最大的化学品之一，它的产量衡量着一个国家的化工行业发展6。而且它也是最重要的有机化工原料，其主要的下游产品用量最大的是生产聚乙烯，然后是二氯乙烷和氯乙烯。乙烯还有多种途径制得其他下游产品，下表1-1为乙烯的各类用途。除了表格中的，乙烯还可用作石化企业分析仪器的标准气等。物质方向产品乙烯合成材料方向有机合成方向卤素卤化聚乙烯、聚氯乙烯、氯乙烯、乙苯、苯乙烯、聚苯乙烯、乙丙橡乙醇、环氧乙烷、乙二醇、乙醛、乙酸、丙醛、丙烯及其衍生物等氯代乙烯、氯代乙烷、溴代乙烷等高级醇、烷基苯等在农业方面，乙烯是一种植物激素，其在农业上的作用和生产出的各类植物生长调节剂如下表1-2所示。物质作用产品乙烯不定根生成丙烯，化学式为C₃H₆,在常温常压下为无色易燃无毒气体，易液化，易燃，相对密度为0.5139。微溶于水，溶于多数有机溶剂。人吸入丙烯可引起昏厥，浓度越高，昏厥所需要的时间就越短，后果也就越严重。对水体，土壤，大气可造成污染。5丙烯的主要用途如表1-3所示。除此之外，还有一种新型绘画颜料(由乳胶剂与颜料颗粒混合而成)就需要用到丙烯[7。而其中的乳胶剂就是以烯酸酯在内的化合物在加以辅助物质制备而成。表1-3丙烯的用途物质制取产品作用丙烯酸及其脂类、环氧丙烯、丙二醇、环氧率丙烷和合成甘油制取烷基化合物、叠合汽油精细化学品20世纪80年代，发达国家的各大石油化工公司掌握了先进的聚烯烃生产技术，北美、西欧、日本三个地区的生产能力占据了全球80%以上[8]。到2010年末，世界乙烯产能已上升到1.56亿吨/年，世界丙烯产能达到9460万吨/年，中东及亚太地区是生产能力的增长主要来源点I91。21世纪初，为节省原料和运输费用，生产装置转移到原料地，北美、西欧、日本三地的生产能力下降到50%。亚洲和中东的生产能力占比不断上升。下图1-1为2017年世界乙烯产能分布格局10]。南美非洲南美非洲人均乙烯当量消费(公斤1人)人均乙烯当量消费(公斤1人)凝图1-12017年世界乙烯产能分布一美国—西欧一日本一韩国一中国o图1-2世界主要地区人均乙烯消费量我国在之前从国家层面管控着乙烯产量，所以国内生产乙烯主要是中石油与中石间，技术不断提高，乙烯项目国产化率也随之增加，投资成本也大幅下降，为项目大型6成套国产化奠定了牢靠的基础，增加了我国企业的竞争力[14]。现今多条途径生产低碳烯烃使产量不断上升，但需求量仍在不断上升。2017年，我国乙烯产量1824万吨，当量消费量(当量消费量为产品的产量+进口量-出口量+下游产品进口量的折合量)约为4250万吨[15]。2018年，我国乙烯产能为2542万吨，产量约为1846万吨，当量需求为4330万吨，较上年增长8.3%,当量缺口达到2485万吨左右。进入到2019年，浙江石化140万吨年乙烯装置将投产，我国乙烯工业产能也会进一步增加，竞争主体也将更多我国的丙烯工业的发展最初是在乙烯工业上建立起来的17],所以丙烯的装置也主要集中在中石油和中石化两大集团。2009年丙烯总产量约为1080万吨，丙烯进口量只有3%左右，国内基本处于供需平衡。然而在这背后的是大量的丙烯下游产品极度缺乏，需要进口才能够需求。如果将此折算成丙烯需求量，实际缺口很大。后期丙烯产业经历了2014~2016年扩能高峰、2017年短暂回落后[18-19]。2018年，中国丙烯产能为3483万吨每年，产量达3140万吨，2019年丙烯新增产能创历史新高，预计新增产能586万吨每年。供需关系或将再次改变，生产量与消费量不断拉近距离，自供率再次提高，可能出现产能过剩。下图1-3为2016年我国丙烯消费结构[201。下表1-4为截止2012年10其它，11.5%其它，11.5%丙烯酸，3.0%苯酚丙酮，3.0%辛醇，4.0%丁醇，3.6%环氧丙烷，丙烯腈，聚丙烯，7公司名称区域生产技术-产品级别中国石油大庆石化分公司东北乙烯裂解-精炼级；炼油副产-聚合级中国石油独山子石化分公司西北乙烯裂解-聚合级上海赛科石化公司华东乙烯裂解-聚合级；OCT中国石化茂名石化分公司乙烯裂解-聚合级；炼油副产-精炼级中海壳牌石化公司乙烯裂解-聚合级神华宁煤集团西北MTP-聚合级中国石化上海石化分公司华东乙烯裂解-化学级、聚合级中国石化齐鲁石化分公司华东乙烯裂解-化学级、聚合级；炼油副产-聚合级中国石油兰州石化分公司西北乙烯裂解-化学级；炼油副产-精炼级大唐集团多伦MTP项目西北MTP-聚合级中国石化燕山石化分公司乙烯裂解-化学级、聚合级；炼油副产-聚合级中沙(天津)石化公司乙烯裂解-聚合级中国石油吉林石化分公司东北乙烯裂解-化学级；炼油副产-化学级中国石化福建炼化公司华东乙烯裂解-聚合级中国石油抚顺分公司东北乙烯裂解-聚合级扬巴石化公司华东乙烯裂解-化学级中国石化扬子石化分公司华东乙烯裂解-聚合级；炼油副产-聚合级中国石化大连石化分公司东北炼油副产-化学级中国石油大庆炼化分公司东北炼油副产-聚合级神华包头煤化工公司西北MTO-聚合级中国石化中原石化公司中南乙烯裂解-聚合级；MTO-聚合级中国石化镇海炼化分公司华东炼油副产-化学级、聚合级北京东方石化公司乙烯裂解-聚合级辽宁华锦化工公司东北乙烯裂解-聚合级；炼油副产-聚合级中国石油广西石化分公司中南炼油副产-聚合级中国石化海南炼化分公司中南炼油副产-聚合级中国石化广州石化分公司中南乙烯裂解-聚合级；炼油副产-聚合级炼油副产在网站生意社乙烯产业网上查询到目前乙烯价格大致在1000—1050美元每吨，丙烯价格大致在1500—1600美元每吨。物。主体部分简图如图1-5所示。8反应再生段反应再生段预分离段后续分离段裂化回收段低碳烯烃(乙烯、丙烯)作为化学工业的基本化学原料，在现代化学工业中占据着现今低碳烯烃的主要来源仍是由石脑油、轻柴油等石油通过催化裂化裂解以制得。而我国处于一个富煤少油贫气状态。石油严重依靠于进口，在世界石油资源越来越紧张，石油价格波动越来越剧烈的今天，石油制约性大。少油贫气的中国面临着严峻的能源安全威胁，在这种能源现状下，用煤或天然气等非石油类资源代替石油资源来生产低碳烯烃，一定程度上保障了国家能源安全。在以传统化石能源为主的我国。发展新型能源，减轻石油压力，改变能源结构，对缓解因资源匮乏而困扰发展具有重大意义27]。煤基甲醇制烯烃技术，开辟了煤炭生产有机化工原料的新工艺流程路线，是最有希望代替以石脑油为原料生产低碳烯烃路线[28]。利用其他途径生产低碳烯烃不仅可使低碳烯烃价格摆脱石油价格的限制，减轻我国对石油的依赖性，还可以推动我国因资源匮乏而无力发展工业的地区更好的发展29]。在当前国家力求改变能源结构、降低对石油资源依赖的背景下，发展优势资源，开发甲醇制烯烃技术，保全劣势资源，对实现经济快速、可持续发展具有深远的影响。本课题准备以粗甲醇为原料，通过阅读文献了解工艺流程内容，用AutoCAD绘制出PDF图301,根据动力学或者文献查阅参数311,以Aspenplus软件对工艺流程进行模拟321,通过模拟得到的数据用作设备选型中的计算数据。后用AutoCAD软件绘制出主要设备的设备条件图。然后对厂区和车间进行了布置，用AutoCAD软件绘制出了厂区9第二章工艺方案选择按照甲醇制烯烃的目的产物的不同大致可以分为两类工艺。一类为MTO工艺，即目的产物主要为乙烯和丙烯。另一类为MTP工艺2.2煤基甲醇制烯烃工艺对比(DMTO)、中国石化集团石油化工研 丙烯技术(FMTP)等5家。甲醇制烯烃MTO技术，即其英文MethanoltoOlefin的缩写，其途径是利用合成气对多种工艺拥有专利技术，采用其专利建设的装置近4000个，遍布80多个国家，年营业额约7亿美元。公司的核心部门为研究中心和工艺部。研究中心下设探索研究、工艺工艺部和其他部门进行近期和长远的基础研究工作，工艺部下设工程研究开发、设挪威海德鲁公司(Hydro),创建于1905年，为挪威最大的工业国有公司，过半的的用脑力赚钱的公司之一。两家公司成为了合作伙伴。现今，最为成熟的MTO工艺为UOP/HydroMTO工艺。就是环球油品公司与海德鲁公司合作共同开发的。在国内的主要应用有：江苏斯尔邦石化有限公司年产90万吨烯烃项目，南京惠生清洁能源股份有限公司年产30万吨烯烃项目，山东阳煤恒通化工股份有限公司年产30万吨烯烃项目。此MTO工艺对原料甲醇的适用范围较大，可以再生单元、烯烃分离单元和烯烃裂解单元(OCP),其流程图如2-1所示。>98%乙烯>98%丙烯塔反应器再生器脱水塔干燥器图2-1UOP/Hydro工艺流程示意图B.中国科学院大连化学物理研究所的DMTO工艺中科院大连化物所对甲醇制烯烃工艺的研究已经有三四十年的历史了，上世纪90价格。大连化物所在最后研制出了两套完全拥有自主产权的工艺，以SAPO-34催化剂元，即没有烯烃裂化单元，其对碳四以上组分的处理有多种方法，在一代DMTO技术中，将碳四以上组分送往OCU单元(烯烃转化反应单元),与乙烯进行异构化反应，利用和甲醇转化系统相同的催化剂进行耦合回炼，提高主产品的产率。其大致流程图如分分馏塔脱甲烷塔加氢反应器干燥塔碱洗塔水洗塔急冷塔反应器再生器塔塔塔C.上海化工研究院的SMTO工艺上海化工研究所在21世纪初开始逐步投入到对MTO技术的研究，在工艺和催化剂方面也申请了多个专利。其成功制备出了新型干燥方法的流化床催化剂。粒度分布与炼油中的催化裂化FCC工艺催化剂类似，但强度却比其高，价格低廉而性能却优越。项目来源中石化工艺名称 一再生技术催化剂类型一以SAPO—34为活性组分的分子筛催化剂 催化剂型号甲醇单程转化率乙烯+丙烯收率甲醇进料量完成时间在表2-1中，我们可以发现DMTO技术对比MTO技术，在主体和催化剂上基本相同，主要的参数优于OCP技术中。在试验规模上也超过UOP技术，表明国产技术在当时基本达到国外技术。2.2.2MTP工艺对比1.鲁奇公司的MTP工艺鲁奇公司在上世纪90年代关注并成功研发出甲醇制丙烯技术。在催化剂的选择上，德国南方化学公司的改性ZSM-5分子筛催化剂因其丙烯选择性高、催化剂寿命长等特性被选中。在整套工艺中反应工段有三个绝热固定床反应器，其中两个串联进行生产，最后一个进行再生，以此可以保证流程的循环再生。生产过程积碳量小(小于0.01%的甲醇原料转化成焦炭),再生条件简单，在反应温度下就可再生。与之前介绍的MTO相比较，此工艺只生产丙烯，在放大过程更加安全。2001年鲁奇公司在挪威建立了工业演示装置，开车后装置正常运转11000h,转化率和总碳收率均达到预期，其稳定性和强度得到了验证。其流程图如图2-3所示。再生线路M科气西水循环c2/C4烃回收汽油产品工艺水2.清华大学的FMTP工艺清华大学自1999年开始对甲醇及二甲醚制烯烃技术进行研究，取得了领域内国家发明专利。在催化剂上清华大学选择SAPO-34分子筛。并进行了一定的创新，对比其他工艺，此工艺将催化剂与原料并流，流向为从上至下，在并流的短暂瞬间发生反应，在底部的分离器又进行分离，产品气体进入后续工段，催化剂固体进入再生器中通空气烧炭再生。此项专利因接触时间短暂，减少了副产物烷烃的生成，增加了目标产物的产量。2006年，清华大学与安徽淮化集团合作建立了工业试验装置，建设规模为年处理甲醇3万吨。2009年3月投料试车，达到了预期的效果，取得了成功。其流程简图如下2-4所示。C4-R101R104R102R103反再工段急冷压缩工段吸收稳定工段C2+干气烟气在对比了各个大型工业化流程后，我们根据所了解的，对每个工段进行选择。1.主反应工艺工段我们选择相对较成熟的UOP/HydroMTO工艺。2.烯烃分离工艺我们选择未介绍的埃克森Exxon分离工艺。其主要内容是反应产物首先经脱丁烷塔分离出碳四及以上组分，塔顶碳四以下组分进行预分离，脱除一系列常规化合物组分，如水、二氧化碳、含氧化合物等，然后进入常规精馏分离碳化合物杂质，在含氧化合物的去除中我们用水来代替Exxon工艺中的去除介质甲醇。而进行Exxon分离工艺有更好的节能效果，也降低了后续工段的设备负载。3.碳四组分的处理工艺我们选择类似于FCC工艺中的催化裂化技术，使得后续的乙烷、丙烷和碳四组分共裂解，从而得到目的产物。2.4工艺流程简述工艺流程总图如图3-6所示。预分离工段反应工段预分离工段裂化回收工段图2-5工艺流程总图总厂的原料粗甲醇在总厂分离工段脱除部分水达到工艺要求后送至MTO分厂，经甲醇储罐缓冲后送入原料加热器气化后由风机送入流化床进行MTO反应，原料中的甲醇全部转化为烯烃(乙烯、丙烯为主)进入废热锅炉急冷后经换热后进入气水分离器除去其中的大部分水，急冷分水后的裂解气经三级压缩后进入水洗塔以除去原料气中的含氧化合物杂质(如醇、醛、酚),除去含氧化合物杂质的裂解气冷却后进入碳四分离器分离出绝大部分碳四化合物后进入碱洗塔，在碱洗塔吸收裂解气中的CO₂,出碱洗塔后进入压缩机加压换热后进入分子筛干燥塔中进行干燥，干燥后进入前加氢反应器选择性脱除裂解气中的乙炔，脱除乙炔后进入后续深冷分离系统。脱除乙炔后的裂解气先进入脱乙烷塔，在其上部脱除C₂H₄、CO、H₂、CH₄、C₂H₆等物质，后经压缩后进入脱甲烷塔。在脱甲烷塔里混合气中H₂、CO、CH₄从塔顶流出；混合气中C₂H₄、C₂H₆从塔底流出并进入乙烯塔。聚合级乙烯产品即从乙烯塔塔顶流出；塔底流出物为乙烷。而C₃H₆、C₃H₈以及极少量的碳四化合物从脱乙烷塔塔底流出并进入丙烯塔-1中，在乙烯塔-2的塔顶流出聚合级丙烯产品，而其塔底主要为丙烷并含少量碳四组分。脱丁烷塔分离出的碳四组分、乙烯塔塔底流出物乙烷以及丙烯塔塔底流出物丙烷均压后在高压储气罐中混合后进入催化裂解反应器裂解，裂解气急冷后与第一级压缩机出口气体混合后进入第二级压缩机加压后，进入后续的分离系统。第三章工艺流程模拟在此课题中，我们采用AspenPlus对整个流程进行模拟，但为了在叙述中更好叙述，我们将整个流程模拟分成各个工段来叙述。经过调研，我们的全局模型热力学公式选择的SPK方程，除碱洗塔、水洗塔以外的其他模块的局部模型选PR方程一.流程叙述反应工段流程模拟如图3-1所示。化器出口换热器反应器水分离器反应工艺采用UOP/Hydro的MTO工艺，该工艺采用牌号为MTO-100原料甲醇(在总厂分离工段脱除部分水)经气化器气化后鼓入MTO反应器进行反释剂(如水)以及冷却介质带走，由于其工艺条件和催化剂的作用，反应器几乎是等跟随烟道气一起放出。反应器出口气体经一级旋风分离器分离出小粒径的SAPO-34催料甲醇，进一步回收热量，回收热量后的气体被三元重冷剂冷却到20℃后进入分水塔在前期了解中，我们知道反应主反应有4个，副反应有12个。分别为在如此之多的反应之下，用热力学平衡类反应器或动力学反应器无疑是十分困难的。所以选择了生产能力类中的收率反应器RYield作为此反应的模型模拟。因为是根据收率产率来进行模拟，所以只要进口量确定了，出口的量就确定了。但是最佳操作条件无法通过模拟确定，只能通过文献查阅，最终确定最佳反应条件为0.15MPa、400℃。对于急冷分水塔的模拟，就将其抽象为换热器和气水分离塔的组合。模拟后发现效果达到预期。预反应工段流程模拟如图3-2所示分子筛干燥器分子筛干燥器碱洗塔碱洗塔BB碳四分离器碳四分离器加氢反应器加氢反应器预分离流程包含水洗、C4分离、碱洗、分子筛干燥、加氢脱炔等过程。水洗的作用是为了除去含氧化物，如醇、酚、醛等。含氧化合物的来源大致分两类，一类是原料甲醇中的含氧化合物杂质，一类是甲醇制烯烃反应过程中产生的含氧化合物。而脱除含氧化合物常用介质有水和甲醇，在本工艺中，选用甲醇作为去除介质会引入甲醇，引入的甲醇还要进行脱除。倘若直接用水来去除，不但节约经济，而且分离效果相近。B.碳四分离碳四分离是指将水洗后的气体进入脱丁烷塔，从塔底分离出碳四及以上组分，脱除碳四及以上组分后的气体进入后续分离流程。据Exxon公司的报道，碳四分离工艺的提前可以降低后续工段的能耗以及后续工段设备的负载程度。C.碱洗碱洗的目的是脱除酸性气体CO₂。氢氧化钠是非常适合的碱洗剂，利用氢氧化钠与CO₂反应生成碳酸钠，CO₂脱去率接近100%,效果十分显著,因此采用碱洗法流程。碱洗设备为多段吸收塔，总共分成三段。下中二段为碱洗，下段用浓度1%-3%稀碱洗，中段用10%-15%碱洗；在上段用水洗，以除去底部流上来的碱液。裂解气进入碱洗塔底部并在碱洗塔内与碱液逆流接触。碱液用泵循环，新鲜碱液用补充泵连续泵入循环系统，碱洗塔的废水送去废碱处理装置。碱洗塔操作压力为1.03MPa,温度为30℃。D.分子筛干燥裂解气的后续分离是在-100℃左右进行的，在这样的低温下，水和水合物变成固态，可能会富集在管壁上，轻则增大动力，重则使管道堵塞。所以在进入后续分离阶段之前，需要充分进行脱水。裂解气脱水通常采用A型分子筛(具有立方晶格，微孔结构的白色粉末或颗粒)。它孔径较均匀，只吸附小于其孔径的极性分子，选择性较好。在常温的时候吸附水，使裂解气得到深度干燥，吸附水分以后，又可用加热升温的方法将吸附的水分脱附出来，达到再生的目的。为了促进脱附，可以用分子小可以进入分子筛且是非极性分子的物质 (氮气或甲烷化后的尾气加热后)作为分子筛的再生载气。这样可以降低水蒸气在分子筛上的分压，起到携带水蒸气的作用，在温度高于80℃时就会有较好的再生效果。裂解气干燥流程是在干燥器中填入0.3纳米分子筛做吸附剂。此工艺总共有三台干燥器，一台进行裂解气脱水操作，另两台自下而上地通入加热载气进行再生和冷却，以保证床层底部再生完全。分子筛干燥工艺条件为压力2.91MPa,温度40℃,分子筛为3A型分子筛，再生载气为回收冷量后的轻组分(含氢气、甲烷)。E.加氢脱炔产H₂和CO从气相脱去。加氢反应压力为2.87MPa、温度为70℃。二.流程模拟水洗塔模拟：经模拟发现，在操作压力为1.02MPa,温度为25℃时通过水的吸收作用可将气体中含氧化合物的量降低至519PPM,达到分离的目的。C4分离器模拟：采用AspenPlus中的RadFrac模块对其进行模拟，通过改变采出率和回流比达到分离目的，经模拟发现，碳四组分脱除率高达99%,满足工艺要求。碱洗塔模拟：经模拟发现，在操作压力为1.02MPa,温度为30℃时可将二氧化碳的量降低至痕量，二氧化碳吸收率达100%,满足分离的要求。加氢反应器模拟：采用RStoic模拟，操作压力为2.865MPa,温度为70℃,模拟结后续分离工段流程模拟如图3-4所示。—49A百C₃6-丙烷塔-1C3H822-丙烷塔-2脱甲烷塔乙烯塔脱乙烷塔[C2H4-凸一.流程叙述裂解气先经脱乙烷塔将碳三组分与碳二组分离开。其塔顶碳二组分经加压后进入脱甲烷塔脱除轻组分，塔顶脱除轻组分(主要为氢气、一氧化碳、甲烷);塔底脱除乙烯和乙烷的混合物并进入乙烯塔，在塔顶得到聚合级乙烯产品，塔底得到乙烷。在脱乙烷塔塔底分出的碳三组分送去丙烯双塔流程中的丙烯塔-1,在丙烯塔-1中将丙烯与丙烷预分离，预分离后的物料都送往丙烯塔-2中进行分离，塔顶得到聚合级丙烯产品，塔底得到丙烷。工段内所有精馏塔均采用RadFrac模块进行模拟，实际模拟过程是先根据分离要求用DSTWU模块计算出最小回流比、实际回流比、理论塔板数以及进料板数，再以这些数据为依据来设置RadFrac模块中的参数，最后在RadFrac模块背景下微调参数来满足分离要求并对精馏塔进行挖潜处理。裂化回收工段流程模拟如图3-4所示。HX-C2乙烷气化器高压储气罐丙烷气化器碳四气化器催化裂化反应器NIXER生乙烯、丙烯，从而实现副产物的综合利用。该部分与石油化工行业广泛采用的FCC烧除积炭并从新输送回反应器。催化剂ZSM-5具有独特的酸性和孔道结构以及良好的混合均匀的气体首先被流化床反应器出口气体预热至440℃,再被烟道气预热至625℃后进入流化床反应器中进行裂解反应，反应条件为625℃、0.185MPa,反应所需热量由至40℃后送去压缩工段压缩后送去预分离工段。二.流程模拟在最后，我们模拟的进出物料情况如下图3-6所示。第四章物料衡算工艺设计中，物料衡算是在工艺流程确定后进行的。目的是根据原料与产品之间的定量转化关系，计算原料的消耗量，各种中间产品、产品和副产品的产量，生产过程中各阶段的消耗量以及组成，进而为热量衡算、其他工艺计算及设备计算打基础。对于已有装置，物料衡算可以弄清原料的来龙去脉，找出生产中的薄弱环节，为改进生产、完善管理提供可靠的依据和明确方向，并可作为检查原料利用率及三废处理完善程度的一种手段。物料衡算是依据质量守恒定律，利用某进出化工过程中某些已知物流的流量和组成，通过建立有关物料的平衡式和约束式，求出其他未知物流的流量和组成的过程。其表达式一般为：系统累计的量=输入系统的量-输出系统的量+反应生成的量-反应消耗的量当系统累计量不为零时为非稳态过程，当累积量为零时为稳态过程。对稳态过程可以简化为：输入系统的量=输出系统的量-反应生成的量+反应消耗的量当无化学反应且为稳态的过程，可以简化为：输入系统的量=输出系统的量1.确定工艺三废排放量；2.确定产品乙烯和丙烯的产量及质量指标；3.确定各个原料的的使用量及损失率；4.各主要工艺物流的物料衡算，指导工艺设备的选型及设计。4.5系统物料衡算见附录一第五章热量衡算在全工艺段中伴随着物料从一个体系或单元进入另一个体系或单元，在发生质量传递的同时也伴随着热量的消耗、释放和转化。其中的热量变换数量关系可以从热量衡算求得，对于新设计的车间，可以由此确定设备的热负荷。再根据设备的热负荷大小、所处理物料的性质及工艺要求选择恰当的设备。总而言之，通过下述热量衡算，可以为后续设计工作中提高热量的利用率，降低能耗提供主要依据。5.2热量衡算的方法热量衡算以能量守恒定律为理论基础，研究系统内各类型的能量变化，其表达式一输入系统的能量=输出系统的能量+系统的累计量W——输入系统的机械能；ZHouT——离开设备的各物料焓之和；ZHN——进入设备的各物料焓之和。在进行全厂热量衡算时，是以单元设备为基本单位，考虑由机械能转换、化学反应释放和单纯的物理变化带来的热量变化。最终对全工艺段进行系统级的热量平衡计算，进而用于指导节能降耗设计工作。1.确定工艺单元中物料输送机械(如泵)所需要的功率，以便于进行设备的设计和2.确定精馏等单元操作中所需要的热量或冷量以及传递速率，确定加热剂和冷却剂的用量，以便计算后续所需的换热器的尺寸和公用工程的设计；3.确定为保持一定反应温度所需移除或者加入的热传递速率，指导反应器的设计和4.提高热量内部集成度，充分利用余热，提高能量利用率，降低能耗；5.最终计算出总需求能量和能量的费用，并由此确定工艺过程在经济上的可行性。5.4系统热量衡算见附录二第六章设备选型6.1反应器设计在本设计项目中，涉及到了五个反应器，分别为反应再生工段的反应器和再生器，裂解回收工段的反应器和再生器和预分离工段中的加氢反应器。这里主要介绍反应再生工段中的反应器和预分离工段中的加氢反应器。6.1.1反应再生工段反应器在通过AspenPlus流程模拟之后，我们可以得到一系列的数据：进入反应器的体密度：pg=1.5kg/m³。催化剂选用平均粒径：φ=100μm,即dp=0.0001m。最大颗粒直径380μm,最小颗根据文献得知催化剂的处理能力：Sv=2.78m3气体/m³.s,即空速为10000h-¹。催化剂的起始流化速度：假设Re<0.4,得,不合理。再假设0.4<Re<500,得对于催化剂反应K可取(300-1000",参考石油催化裂化流化床空塔气速取表观气速ug=3m/s,则催化剂的有效体积：静止床层高度：对于大密度催化剂我们床膨胀比R取1.3,则膨胀高度为：L=RLo=0.785×1.3≈1.02m,取1.5m。计算分离段高度经验公式：考虑到实际情况，得：H=1.65H¹≈8.5m扩大段直径：扩大段高度：H₂=5.0m过渡段高度H₃,过渡段与水平夹角α=69°,则上封头取标准椭圆封头，上封头曲面高度h₁=1.25m,直边段h₂=0.1m,下封头曲面高度h₃=1.75m,直边段h₄=0.15m。流化床壳体总高度为：6.1.2预分离工段加氢反应器加氢反应器通过加氢将乙炔转换成乙烯，降低了危险性，增加了产率。在本课题中，选用固定床加氢反应器中的轴向绝热式固定床反应器。与上述反应工段反应器相比，其床层静止不动，流体沿轴自上而下流过床层进行反应。根据AspenPlus数据得固定床的体积流量为V=98565(标准状况),V=2646.28m/h(实际状况),取空速为Sv=6000h¹,空塔速度uo=0.2m/s所以固定床催化剂体积：床层截面积：直径：床层高度：,取4.5m。欧根公式计算压降：H₁为床层高度，H₁=4.5m;6.2分离器设计旋风分离器是利用旋转产生的离心力，将粉尘从气流中分离出来。1.尺寸设计根据AspenPlus的数据，得到反应器出来的气体流量V=125.03m/s考虑处理量大，所以选用高流量swift旋风分离器。取气体进口流速u=25m/s,则进口面积为由上规格可知a=2b,带入得,a=2b=3.16mde=0.75Do=0.75×4.21he=0.875Do=0.875×4.21≈3.D₂=0.375Do=0.375×4.2总高度H=16.85m2.分级效率旋风除尘器的自然长度：旋风除尘器尺寸比：带入数据得c=12.49分离效率：带入数据得：η=0.943.压降计算根据压力损失计算公式：旋风分离器设计成无叶片的标准切线入口，所以K=12。第七章总图与车间布置总图布置是结合厂区的各种条件来确定出各种对象的相对位置，目的是获得最优化的一种物质运输路线和人员行走路线，使整个状态更加和谐自然。在本设计中，将整个厂区分成五个部分：以供给人们生活为主的厂前区(也叫行政生活区),主要包括行政楼、休息室、食堂、停车场等一系列服务于人的若干布置；以用于生产产品的生产区，主要包括各大车间；以辅助于生产操作的辅助生产区，主要包括中心控制室、维修车间、公用工程区等各类设施；以施放各类原料罐的储运区；留下备用的预留用地。各个区域承担着各自的职责。下图7-1为厂区布置图。在完成了厂区总图布置后，接下来应该按照生产主体对生产区内各大车间进行车间布置，布置的时候又因塔、容器、换热器、泵和压缩机的不同特性，又有更为细致的原则和要求。但总体上都是为了安全方便经济等。为了让整个生产更加和谐。下表7-2为设计中有关尺寸和设备之间的安全距离。1泵与泵的距离不少于0.72泵离墙的距离至少1.23泵列与泵列的距离不小于2.045贮槽与贮槽之间的距离6换热器与换热器之间的距离78反应罐盖上传动装置离天花板距离不小于0.89反应罐底部与人行通道距离不小于1.8-2.0反应罐卸料口与离心机距离不小于1.0-1.5起吊物品与设备最高点距离不小于1.5回转机械离墙间距不小于0.8-1.0回转机械相互间距离不小于0.8-1.2不小于2.0-2.5不常通行的地方，净高不小于不小于45°不小于1.5不小于1.0为了可以在二维平面上完整的表达出车间内各个设备的位置关系，我们一般从两个方向出发，画出横向切割后从上向下看的俯视图(平面图)和纵向切割后从前向后的正视图(立面图)。两个方向组合后和立面三维图表达效果一样。在本课题中，因时间精力有限，所以仅选择出一个车间作为代表进行车间布置，并在AutoCAD上画出平立面图。下图7-3为车间平立面图。第八章环境保护现今，随着人们对环境问题的持续关注，人们对环境的要求也越来越高，期许着越来越好的环境。我们也该更早的考虑到环境问题。环保问题应当引起我们足够的重视。下图8-1列举出各个工段主要污染源、污染物成分和其处理方法。工艺冷凝水烃类物质再生废气公用工程废气处理失效催化剂预分离与裂化回收工段水洗塔废水分子筛干燥塔再生废气加氢反应器再生气失效分子筛失效加氢催化剂乙醇、乙烯、丙烯3A分子筛处理后出售副产品做燃料气做燃料气轻组分混合气甲烷、氢气、一氧化碳回收冷量后做燃料本课题中的废水主要包括反应工段中的工艺冷凝水、预分离工段中的水洗塔废水和碱洗塔废水、锅炉排污水、生活污水、雨水等。其中工艺冷凝水又可作为水洗塔用水在利用，而其余废水则需要送到污水池处理。在废气方面，主要是各大装置的再生器产生的烟道气等废气，在公用工程用烟囱排出废气前，应注意将其夹带的热量回收并去除有害物质直到达到排放标准才可排除。在废渣方面，主要有锅炉燃烧后的煤渣和煤灰、失活了的催化剂以及分