乙烯装置分离工段-丙烯精馏工序工艺设计

乙烯装置分离工段 丙烯精馏工序工艺设计摘要乙烯是石油化学工业中最重要基础有机原料之一。由乙烯装置生产的乙烯、丙烯、丁二烯、苯、甲苯、二甲苯，即“三烯三苯”是生产各种有机化工原料和合成树脂、合成纤维、合成橡胶三大合成材料的基础原料，涉及到国民生活的各个方面。所以，乙烯生产能力的大小直接影响着乙烯及其他衍生物的供应。其产能是衡量一国乙烯竞争力的重要标准,也是衡量一个国家石油化工产业的重要标志。乙烯装置是石油化工行业的龙头装置，对应乙烯装置，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。本次设计参考了**乙烯厂的部分资料，以生产实践为基础，理论联系实际，针对乙烯装置分离工段进行重点设计。设计生产能力为年生产10万吨。本设计内容主要对丙烯精馏塔进行了物料衡算、热量衡算、塔型设计、尺寸计算与选型。其中包括塔径计算、塔板布置、流体力学计算，附件的计算与选型，其中包括塔冷凝器的选择、再沸器的选取、接管及除沫器的计算、塔高的计算等内容。设计过程中查阅了大量的文献资料，并以**乙烯厂装置为参考，设计基本达到了合理程度，绘制了工艺流程图和填料装配图。关键词：乙烯；装置；丙烯；精馏ABSTRACT目录引言第一章、文献综述设计概述国内外乙烯工业的现状和发展前景乙烯的主要生产方法烃类热裂解法生产乙烯乙烯的主要分离技术乙烯生产的其他方法第二章、乙烯等主要产品的性质和工艺流程的确定乙烯等主要产品和主要副产品的性质、用途和质量规格聚合级乙烯聚合级丙烯主要副产品的性质、用途和质量规格乙烯生产工艺技术简介装置简介基本原理工艺流程工艺条件控制指标第三章、乙烯装置的物料衡算物料衡算裂解装置的物料衡算丙烯精馏塔物料衡算热量衡算丙烯精馏塔热流示意图热量衡算设备尺寸衡算与选型丙烯精馏塔的设备尺寸计算与选型丙烯精馏塔附属设备及主要附件选型与计算第四章、设计结果汇总引言乙烯是石油化工的基础原料。随着世界经济的发展，低级烯烃的需求呈逐年增加的趋势。目前世界上乙烯的生产绝大多数来源于蒸汽裂解制烯烃技术。由于蒸汽裂解是石油化工中的大能耗装置，而且完全依赖不可再生的石油资源，因此研究和开发人员进行了新的乙烯生产技术的探索和开发，乙烷脱氢、催化裂解、甲烷氧化偶联和甲醇转化等乙烯生产新工艺希望能够以此作为蒸汽裂解制乙烯的补充，甚至在将来替代蒸汽裂解制乙烯。近年来，世界乙烯装置规模大型化趋势明显。据统计，装置规模从50万吨/年增至70万吨/年，可节省投资16%。随着裂解炉生产能力的提高，不但单位乙烯生产能力的投资下降，而且操作成本和维修成本也相应减少，从而降低了单位乙烯的生产成本。我国乙烯装置普遍规模较小，其平均能耗、物耗也相应较高。对装置规模小、缺乏市场竞争力的小型乙烯装置，专家建议可借鉴大型乙烯装置改造的经验，进行扩能改造，形成中型乙烯装置以有效地提高现有装置竞争力。第一章、文献综述一.1设计概述乙烯在国民经济中发挥着巨大作用，乙烯产量已成为衡量一个国家经济水平的重要标志，我国最近几年乙烯产量有了很大的提高。目前烃类热裂解法是乙烯的主要生产方法，其主要设备裂解炉的效率对乙烯生产有很大影响，因此选择好的裂解炉型将会提高乙烯产量。乙烯的主要分离方法有：①顺序分离技术。典型的生产工艺为ABBLummus公司的顺序分离低压脱甲烷技术；②前脱丙烷前加氢技术。典型工艺为Stone&Webster公司的前脱丙烷前加氢技术；③前脱乙烷前加氢技术。典型工艺为Linde公司的前脱乙烷前加氢技术。本设计是对年产10万吨乙烯装置分离工段丙烯精馏工序的设计。该设计是以**公司乙烯裂解装置为依据，同时做了部分改动。本设计以石脑油为原料，管式炉裂解的方法生产乙烯。主要对脱丙烷塔进行了物料衡算和热量衡算，并对其进行了工艺参数的确定以及设备尺寸计算与选型。对丙烯精馏塔进行了物料衡算和热量衡算，并对其进行了工艺参数的确定以及设备尺寸计算与选型。本设计中裂解炉选用的是鲁姆斯公司的SRT型裂解炉，脱丙烷塔采用的是浮阀塔，丙烯精馏塔采用填料塔。一.2国内外乙烯工业的现状和发展前景经过40多年的建设发展，中国乙烯工业已跻身世界乙烯大国行列。2005年中国乙烯生产能力达到698.8万吨/年。近年中国经济高速发展，带动了化工产品的旺盛需求，尽管乙烯装置开工率都接近100%，但仍严重产不足需，折合乙烯当量自给率仅40%左右。预计2010年国内乙烯当量需求量将达2700万吨，与现有能力相比有近2000万吨的供应缺口。看到中国广阔的市场潜力，国外大石化公司纷纷通过合资方式进军中国，中国已成为世界乙烯发展的目标市场。国内一些企业，从沿海到内地纷纷提出乙烯项目建设设想，乙烯产量将会快速增长。20世纪70年代以后，我国的乙烯工业有了快速的发展。到2006年4月，我国共有乙烯装置21套。目前，乙烯生产能力为 867.5X104t/a,2005年为787.5X104t/a,产量达到753.9X104t/a,与2004年相比，分别增长30.06%和20.32%。尽管我国的乙烯产量有了快速的增长，但是，由于国民经济的快速发展，2005年的乙烯自给率只有45%左右，远远不能满足经济持续高速发展的需求。在“十一五”期间，我国将采取合资或独资的形式，正在建设和筹建“福建80X104t/a乙烯、新疆100X104t/a乙烯、天津100X104t/a乙烯、镇海100X104t/a乙烯、广州80X104t/a乙烯、四川80X104t/a乙烯、抚顺80X104t/a乙烯、武汉80X104t/a乙烯”等大型乙烯项目，还有茂名、大庆、兰州、盘锦等乙烯造项目。到“十一五”末或“十二五”初期，我国乙烯生产能力将会达到约1771.5X104t/a,乙烯的自给率大大提高，乙烯工业的技术水平也会大大提高。[1]虽然我国乙烯工业已具有很好的基础，但依然存在规模偏小、布局分散、整体竞争能力不强等问题。未来我国乙烯的发展，首先通过对现有装置的改扩建及新建装置，调整乙烯产业的布局；加快乙烯工业结构调整和产业升级，实现乙烯工业的基地化、一体化发展，努力提高我国乙烯工业的综合竞争力。原料瓶颈的制约是我国乙烯工业健康发展的重要影响因素。我国乙烯工业采用的是液体裂解原料路线，绝大部分需由炼油工业提供。目前石油已成为制约我国经济和社会发展的主要瓶颈，我国每年要进口1亿吨以上原油来满足油品及化工用油的需求。按照到2010年增1000万吨乙烯的发展目标，需增加化工轻油3500万吨，如果所需化工轻油全部由国内炼厂提供，则需增加原油加工量2亿吨以上，进口量巨大，原料问题将成为我国乙烯发展的最大瓶颈。加强资源优化配置，在兼顾油品需求的同时，最大限度地提供化工轻油，充分利用国内外两种资源，开发多种裂解原料来源是解决乙烯原料瓶颈的有效途径。近年来，世界乙烯工业保持了较快的发展速度，特别是亚洲(不含中东地区，下同)、中东地区，乙烯工业发展明显快于其他地区。2006年，世界乙烯能力达到了1120亿吨/年，其中北美、亚洲和西欧地区是世界最大的乙烯生产地，这3个地区的生产能力约占世界总能力的7815%。近年来，中东地区是世界乙烯工业发展最快的地区，2001-2006年其年均增幅达到618%，明显高于世界平均增长率217%。目前，除沙特外，伊朗、科威特、阿联酋、卡塔尔、阿曼等国已成为乙烯的生产地。2006年，世界乙烯产量1110亿吨，其中石脑油和混合原料裂解约占总生产量的57%，乙烷裂解占26%，丙烷和瓦斯油各占7%，丁烷约占2%。未来以天然气为原料的乙烷裂解将有较快发展，2006-2011年年均增长率将达914%，瓦斯油裂解年均增长率为812%，丙烷为419%，石脑油为214%。到2011年，天然气凝析液(NGL)原料将占总乙烯生产原料的50%。未来几年，世界乙烯将呈现快速增长，2007-2011年世界将新增乙烯能力3800万吨/年，年均增幅达519%。从地区增长看，新增乙烯将主要集中在中东和亚太地区，其中中东地区新增2000万吨/年，约占总新增能力的55%，亚太地区新增1600万吨/年，约占新增能力的40%。[2]一.1乙烯的主要生产方法目前烃类热裂解法是乙烯的主要生产方法，还有一些其他技术，如由甲醇或乙醇制乙烯，甲烷制乙烯，以及煤液化制乙烯等。这里主要介绍烃类热裂解法制乙烯。一.1.1烃类热裂解法生产乙烯早在30年代就开始对石油烃高温裂解生产技术进行研究，并在四十年代建成了裂解生产烯烃的工业装置。经过近六十年的发展，石油烷烃经管式炉裂解生产乙烯产量占世界乙烯生产的99%以上。目前主要的裂解方法［1］：(1)蓄热炉裂解该方法以蓄热砖为载体使石油烃裂解来制取烯烃。此法先用燃料和空气在炉内燃烧，使蓄热砖升至高温。然后停止供给燃料和空气用蒸汽吹扫残存空气，即可通入裂解原料和水蒸气。五十年代处实现工业化，由于其收率低、能耗大污水量大、因而除国内的一些小乙烯企业还在生产外，国内早已停产。(2)流动床裂解流动床裂解技术是在催化裂解技术的基础上发展的烃类裂解技术。它以流动床方式循环固体颗粒加热载体，循环的热载体在加热器中被加热，在反应器中则利热载体积蓄的热量进行烃类裂解反应。由于此法在裂解过程中生成的结炭可在加热载体加热过程中烧除，因而可作为重质油裂解手段。IPC法、BASF法、K-K法均作为有代表性的流动技术。(3)流动床部分氧化裂解本法是在流动床反应器中将空气或氧气混合入原料烃，部分原料烃燃烧生成的热量供应其余原料烃进行裂解反应，也称为自然裂解法。对重质裂解原料则用于制取烯烃。(4)高温水蒸汽裂解高温水蒸汽裂解法是以水蒸汽为热载体，利用高温水蒸汽的热量为裂解反应热。其技术的关键在于高温蒸汽的发生。(5)管式炉裂解管式炉裂解是在以间壁加热方式为烃类裂解提供热量。通常，首先在对流段中将管内的烃类和水蒸汽混合物预热至“开始”裂解的温度，再将烃水蒸汽混合物送到高温辐射管继续升温，以进行裂解。由于烃类裂解过程总是伴随着生碳的副反应，在管内进行裂解时，副反应产生的碳会逐渐积附于管壁中形成焦层。克服管壁温度和结焦的限制，是裂解炉裂解技术的关键。此法是国内外普遍采用的裂解方法。(6)加氢热裂解加氢热裂解法是以管式炉裂解为基础，以氢气代替水蒸汽作为裂解稀释剂的裂解技术。(7)催化裂解法催化裂解法是在催化剂存在的条件下，对石油烃进行高温裂解的过程。研究表明：催化裂解可以提高烯烃收率，同时也将提高烃的收率。由于催化剂的存在作为稀释剂的水蒸汽可生成活性基因OH和H，即可加速裂解反应，又可加速水煤气反应而将裂解生成的碳气化。由此可大大减少裂解过程中的结焦，但相应在裂解气中生成一定量的CO和CO2等酸性气体，正是由于结焦少。因而催化裂解有可能在加压下反应。一.1.2乙烯的主要分离技术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。随着催化剂技术和性能的改进，前加氢的优点越来越被人们接受，而前加氢与顺序流程相配合时，C3以上馏分中的双烯烃与C2馏分中的乙炔等一起加氢，对反应的选择性存在不利影响。因此，近来国内采用前脱丙烷、前加氢流程的逐渐多起来。(8)顺序分离技术典型的生产工艺为ABBLummus公司的顺序分离低压脱甲烷技术。裂解气首先进入急冷系统进行快速降温，同时分离出重组分燃料油和粗裂解汽油。然后经过裂解气压缩机将裂解气压力提高到约3.6MPa，干燥脱水后进人深冷系统，经过冷箱和脱甲烷塔分离出氢气和甲烷。脱甲烷塔釜物料含有碳二及以上组分，依次进入脱乙烷塔、脱丙烷塔、脱丁烷塔，从塔顶分出碳二、碳三和碳四组分。脱乙烷塔和脱丙烷塔顶的碳二和碳三分别经碳二和碳三加氢脱炔后进入乙烯塔和丙烯塔，精馏后得到乙烯和丙烯产品。碳二加氢系统位于冷箱及脱甲烷下游，为后加氢。乙烯塔须设置巴氏精馏段，并需设置绿油洗涤系统，这些使投资和能耗增多。另外，由于碳二加氢系统需要冷箱分离出的氢气物料，所以在不能从外部引入氢气的情况下，生产出合格乙烯产品所需要的时间长。由于顺序分离技术中的循环物料稍多，故不利于系统节能。(9)前脱丙烷前加氢技术典型工艺为Stone&Webster公司的前脱丙烷前加氢技术。该技术是在进行脱甲烷之前先将碳三及轻组分与碳四及重组分进行分离，并将分离出的碳三及轻组分进行碳二加氢，然后送入深冷系统。前碳二加氢技术有很多优势：①前碳二加氢产生的绿油量甚微，无需绿油洗涤系统；②由于碳二加氢位于脱甲烷塔上游，从脱乙烷塔釜进人乙烯塔的碳二馏分中不含氢气和甲烷轻组分，乙烯塔可采用开式热泵技术降低能耗；③由于碳二加氢进料中富含氢气，不需要冷箱分离出的氢气，所以，在装置开车时，能很快生产出合格的乙烯产品，缩短开车时间；④由于在进行碳二加氢时也对50%以上的MAPD加氢，下游的碳三加氢系统负荷降低；⑤乙烯塔不需要巴氏精馏段，也没有不凝气返回。前脱丙烷前加氢技术中只有丙烯塔顶不凝气循环。(10)前脱乙烷前加氢技术典型工艺为Linde公司的前脱乙烷前加氢技术。从裂解炉来的裂解气经急冷、压缩后预冷，首先进入脱乙烷塔系统，把比碳二轻的组分和比碳三重的组分分开。碳二及轻组分先进行碳二加氢，然后进入冷箱和脱甲烷系统。脱甲烷塔釜液只含碳二，直接进入乙烯塔。脱乙烷塔塔釜物料进入脱丙烷塔，脱丙烷塔顶的碳三进行碳三加氢后进入丙烯塔。该技术也采用前碳二加氢，所以具有与前脱丙烷前加氢类似的优点。.1.3乙烯生产的其他方法除烃类裂解生产乙烯和丙烯外，近几年由煤液化制乙烯的技术已基本成熟，已经运用于工业化生产。由炼厂气回收乙烯和丙烯，也是工业上生产烯烃的主要来源之一。此外采用丙烷催化脱氢的工艺由丙烷生产丙烯的技术也实现了工业化。近来，在乙烷脱氢生产乙烯方面研究也取得进展。在石油化工发展的早期，由乙醇脱水制乙烯和焦炉气深冷回收乙烯，均作为乙烯的生产途径之一，随着碳化学发展，由合成气制乙烯或以合成气经甲醇制乙烯的生产线路受到广泛重视。近期，以甲烷偶合氧化制乙烯的研究又取得很大进展。但是在油价相对稳定的情况下，预计在相当时期中，碳一化学的乙烯生产路线尚难与烃裂解竞争。第二章、 乙烯等主要产品的性质和工艺流程的确定.1乙烯等主要产品和主要副产品的性质、用途和质量规格.1.1聚合级乙烯本装置生产的乙烯产品送往下述装置：聚乙烯装置，环氧乙烷装置，聚丙烯装置，对二甲苯装置。性质：常温常压下为无色可燃性气体，略带烃类特有的臭味，冰点-169.4℃，沸点-103.8℃。比重：气体（空气=1）0.9852，黏度0.000093（^,在空气中的爆炸极限：上限为16〜29%（体积），下限为3〜3.5%（体积）。表1-1 聚合级乙烯产品指标质量项目指标单位备注乙烯99.85体积%最低甲烷+乙烷0.15体积%最高（乙烷）0.1体积%最高丙烯+更重10体积%/g最高烃7摩尔%/g最高（丙烯）5体积%/g最高

乙炔0.5体积4g/g最高一氧化碳3体积4g/g最高二氧化碳5体积4g/g最高氢1体积4g/g最高总羰5体积4g/g最高氧1重量%/g最高硫（以S计）1重量%/g最高氯（以CL计）5体积4g/g最高水1体积4g/g最高甲醇5体积4g/g最高总氮（以N计）用途：乙烯为石油化工基本原料之一，乙烯可制备多种基本有机原料，如乙醇，乙醛，醋酸，环氧乙烷等，还可作为合成材料的单体如聚乙烯等。二.1.2聚合级丙烯装置生产的聚合级丙烯送往聚丙烯装置，部分产品送往对二甲苯装置，作为冷剂。性质：常温常压下为无色可燃性气体，微具烃类特有的臭味，沸点-47.7℃，凝固点-185.25℃。液体比重：（“•）0.5139，零度时气体比重（空气=1）1.46。可溶于乙醇和乙醚，微溶于水。表1-2 聚合级丙烯产品指标质量项目指标单位备注丙烯99.5体积％最低甲烷10摩尔4g/g最高乙烷0.01摩尔％最高丙烷0.49摩尔％最高乙烯100体积4g/g最高丁烷+丁烯10体积4g/g最高乙炔5体积4g/g最高丙炔5体积4g/g最高丙二烯5体积4g/g最高1.3丁二烯5体积4g/g最高总A+AM+PD+BD10体积4g/g最高总硫（以S计）1体积4g/g最高水5体积4g/g最高羰基硫0.5体积%/g最高氢5体积%/g最高甲醇5体积%/g最高绿油20体积%/g最高用途：丙烯是石油化工的基本原料之一，它可生产多种重要的有机化工原料，如丙烯、环氧乙烷、异丙醇、甘油等。也可直接化合成材料聚丙烯的单体。丙烯在炼油工业上是制取叠合汽油的原料。二.1.3主要副产品的性质、用途和质量规格(11)富H2气体装置所产富丙二烯H2气体除本装置外加氢外，部分气体送往汽油加氢和环氧乙烷装置。表1-3 富H2气体产品规格质量项目指标单位备注氢95体积％最低甲烷平衡量体积PPM平衡量一氧化碳+二氧化碳5体积PPM最高氧1体积％最高碳二硫份0.1重量PPM最高硫1体积PPM最高水5最高用途：用于加氢反应原料，裂解炉燃料。(12)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2.4〜9.5%(体积)。表1-4丙烷产品规格质量项目指标单位备注丙烷70.53wt%丙烯29.47wt%丁烯200Ppmwt%最高用途：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。(13)C4馏分

装置所产生的C4馏分送往界区外贮罐。表1-5 C4产品规格质量项目指标单位备注丙烷+丙烯各200Ppmwt最大丙二烯200ppmwt最大1,3一丁二烯41.56wt%丁烯55.6wt%稀炔3000ppmwt用途：1,3一丁一烯为C4馏分中的主要成分可将其提纯，用于合成橡胶，与多种化合物共聚制造各种合成橡胶和合成树脂。(14)裂解汽油装置所产生的裂解汽油送往汽油加氢装置。表1-6 裂解汽油规格规格 指标单位备注C4 1000Ppmwt最大C5 23.6wt%C6 25.7wt%C7 17.1wt%C8 12.0wt%C9 21.5wt%心— 30mg/100m胶质 nol最大酸性硫 30Ppmwt最大总硫 200ppmwt最大用途：裂解汽油经一段加氢可作为高辛烷值汽油组分。(15)裂解焦油表1-7 裂解焦油规格TOC\o"1-5"\h\z规~格 ^~件闪点 闭口 ℃三70粘度 50℃ mm<50比重 三1.01BMCI 三10用途：可用作燃料，还可用于建筑方面，同时也是生产炭黑的良好原料。二.2乙烯生产工艺技术简介装置简介**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-W型裂解炉和一台CBL-II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。基本原理(16)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：①链烷烃的裂解生成乙烯，丙烯的反应。②丙烯、丁烯的裂解，加氢生成乙烯，甲烷的反应。③烯烃或二烯烃的聚合环化反应。④环烷烃的脱环基反应，开环裂解反应。⑤环烷烃的开环脱氧反应，脱氢反应。⑥烷基芳烃的脱烷基反应。⑦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+C2H6f2CH3+C2H6连锁传播：C2H6+CH3•fCH4+C2H5•C2H5•fC2H4+H•C2H6+H•fC2H5•+H2连锁停止：C2H5•+C2H5fC5H10石脑油裂解：连锁开始：R1HfR2•+R3•连锁传播：R2•+R1HfR3H+R1•R3•+RIHfR5H+R1•R1•fCnH2n+R4•连锁停止：R1•+R4・f生成物(1)分离①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+2NaOHfNa2S+2H2OH2S+Na2SfNaHSCOS+2NaOHfNaSCOONa+Na2sNaSCOONa+2NaOHfNa2CO3+H2O+Na2sCO2+2NaOHfNa2CO3+H2OSO2+2NaOHfNa2SO3+H2O②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+H2fC2H4+42.200千卡/公斤•分子副反应：C2H2+H2fC2H6+76.500千卡/公斤•分子C2H4+H2-C2H6+33.8千卡/公斤•分子C2H2f2C+H2+54.500千卡/公斤•分子2c2H2+BH2f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。③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)+H2-C3H6+38000千卡/公斤•分子C3H4(丙二烯)+H2-C3H6+39600千卡/公斤•分子副反应：C3H6+H2-C3H8+30.000千卡/公斤•分子C4H6+H2-C4H8+26.800千卡/公斤•分子C4H8+H2-C4H8+30.400千卡/公斤•分子C4H8一高分子聚合物+发热量④CO的脱除使用镍系Cat进行甲烷化反应脱除CO主反应：CO+3H2CH4+H2OCO2+4H2-CH4+2H2O副反应：C2H4+H2-C2H6工艺流程⑴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。⑵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3…3…3乙烷/丙烷22…13乙烷/液化气……223丙烷/液化气22……3C4+拔头油98993石脑油…2573炉管数161620205裂解炉数44555⑶裂解和急冷提供5台SRT-IVHS裂解炉及1台CBL-II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-IVHS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：820℃〜880℃,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126kg/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11£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.口人-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98℃〜110℃。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。⑷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（BA-101〜BA-106）用作稀释蒸汽。⑸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26.5℃〜30.5℃,底温保持在63.4℃〜75.9℃,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。⑹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/B-C、汽油加氢单元DPG、T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。⑺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。⑻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24卜8/。02.6、釜温65.6℃。在带有中间冷却的三床层乙焕转化器DC-401中，用选择加氢方式从脱乙烷塔DA-401塔顶产品中脱除乙烘生成乙烯和乙烷，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烘转化器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35℃〜80℃,出料91℃〜150℃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35℃〜93℃,出料47℃〜127℃,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1%/g的乙烘，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，一小部分乙烘转化成叫绿油的聚合物，这种物质妨碍乙烯分储塔进料的正常干燥，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储塔侧线采出的乙烯/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,到乙烯精储塔DA-402。乙烯精储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烘转化器的过量氢气。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。乙烷从乙烯精储塔底部被分离，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。⑼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15.3kg/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转化系统口5402人/或釜温控制在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4.35卜8/加2.6、顶温45℃、釜温116℃。⑽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5%/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℃。（ID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。⑫乙烯制冷乙烯制冷系统提供三个冷级：T01℃,-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。⑬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30卜8/。!^^）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。⑭裂解汽油加氢单元（DPG单元）从C5〜200℃裂解汽油中分离出C5馏分，C9〜200℃组份，剩下的C6〜C8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C6〜C8产品供石油三厂作为芳烃抽提原料。①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C6〜C8部分送到FA-755,剩余部分送到U-FB-855。②DPG一段加氢用GA-755泵将来自缓冲罐FA-755的C6〜C8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。③DPG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。工艺条件控制指标(1)裂解炉操作条件的选择①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640〜680℃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℃。②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0.3〜0.35。③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830〜840℃,本设计的炉出口温度为840℃。④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320〜340℃,终期出口温度控制在380〜420℃。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储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第一章、 乙烯装置的物料衡算一.1物料衡算一.1.1裂解装置的物料衡算⑴总物料图丙烷图3-1 总物料图⑵计算条件乙烯收率29.4%（wt%）；丙烷产率1.01%（wt%）；丙烯产率9.18%（wt%）；C4产率5.22%（wt%）；轻汽油产率13.99%（wt%）；乙烯产量10万吨/年。⑶物料衡算原料石脑油量：10/29.4%=34.01万吨/年丙烷产量：34.01X1.01%=0.3435万吨/年丙稀产量：34.01X9.18%=3.1221万吨/年「产量：34.01X5.22%=1.7753万吨/年轻汽油产量：34.01X13.99%=4.758万吨/年一.1.2丙烯精馏塔物料衡算⑴物料示意图rW图3-3物料示意图⑵计算条件丙烯纯度：三99.96%（Wt%）丙烷在塔顶的损失率：0.064%（mol%）丙烯在塔底的损失率：0.84%（mol%）丙烯在塔顶的损失率：3.27%（mol%）甲烷在侧线的损失率：0.54%（mol%）丙烯精馏塔为饱和气体进料，其进料见表。表3-4丙烯精馏塔进料组成组成流量Fi(kmol/h)yFi(kmol/h)甲烷0.50690.002501乙烯0.0082170.00004055乙烷0.12050.0005949丙烯189.16050.9334丙烷12.85260.06342丁烯0.002740.00001352E202.6514⑶物料衡算①一轻重关键组分的相对挥发度.'•一组分i的相对挥发度支一组分i的相平衡常数

In式中：十0）内惭S4DIn式中：十0）内惭S4D4.7711In.向-7.3534189.1605X ( 1-0.84% ) =187.5716kmol/h,''‘Tk-12.8526X0.064%=0.008226kmol/h,可其」12.8449kmol/h表3-5 丙烯精馏塔物料衡算结果表组成甲烷乙烯乙烷丙烯丙烷丁烯勺10.73.72.50.960.840.32仁10.942.71.140.990.4aiti.r12.73814.40482.91621.142910.4048“w.田11.01014.04042.72731.151510.404am11.84264.21872.8491.147210.4044to210.8757119.743985.08454.77117.353487.28783肛0.50690.0082170.1205187.57160.0082260W0001.588912.84490.00274九期十厮0.0026930.000043810.00064050.99660.00004370*0000.11010.88970.0001898②采用与上面类似的方法求得：- 0.5069X(1-0.54%)=0.5042kmol/h,'1％一0.0027kmol/h189.1605X3.27%=6.1855kmol/h,, 182.975kmol/hIn-3.3871表3-6 塔顶侧线物料衡算表' 5.2297组D+SIn-3.3871表3-6 塔顶侧线物料衡算表' 5.2297组D+S塔顶K_.分甲0.50 0.50烷 69 4210.07460.70.00270.0000 1148 0.6乙0.00 0.000.0009 30.0010.00003烯82176709931.75080824 .71乙0.12 0.050.0087 20.0610.00032烷 059166.534351 .51丙187. 6.18烯5716 5500.9156.99182.9750.9996.0995丙0.00 0.000.0000 00.0080.00000烷822601642428.840624404 .87③最小回流比的计算侧线以上部分表3-7 侧线以上物料衡算表组分*舒心%a弋甲烷0.07460.000014810.60.00015690.000085911.8426乙烯0.0099310.000008243.710.000030570.000019414.2187乙烷0.008760.00033512.510.00084110.00058812.8490丙烯0.91560.99960.9950.99460.99711.1472丙0.00000.000000.0000380.0000411烷24284404.873118"11.8416工:，"11.8416工:，-127.4059R=】一4芯5=184,7386侧线以下部分表3-8 侧线以下物料衡算表

组分为*箭甲0.00250.500.07460.0020.000011.0.0747烷0142714884269乙0.00000.000.00990.0010.00004.20.0007烯40556709315080824187374乙0.00050.050.00870.0610.00032.80.0045烷丙烯9490.93349166.185560.915634182.9753510.99964901.1472470.9968丙0.06340.000.00000.0080.000010.44040.0000烷丁烯20.00001352016402428006204404043990■111.82 ,1'''q=038.0816R=】」%而=41.8898一.2热量衡算丙烯精馏塔热量衡算一.2.1丙烯精馏塔热流示意图Qv3.51一Qc7T*91=1TQw图3-5丙烯精馏塔热流示意图一.2.2热量衡算采用与脱丙烷塔热量衡算相同的方法来求解丙烯精馏塔分凝器及再沸器的相应热负荷，以及对应的冷剂和热剂的用量

各物流对应的焓值通过查文献得到，见下表:表3-14 各物流对应的焓值组成HFiHDiHViHLiHWiHSi甲烷824.812.812.640.669.820.82424588961乙烯745.736.736.531.544.741.258888722806乙烷439.418.418.200.226.427.616868970905组成HFiHDiHViHLiHWiHSi丙烯711.707.707.401.435.709.765757934366丙烷427.418.418.117.150.422.766868237287丁烯958.942.942.604.639.953.310303766566可计算出各物流的焓值如下：3.7353X107kJ/h「上1； 1.9126X105kJ/h口1 '''1''' 2.1381X107kJ/h” -「I； 4.8189X106kJ/h"七"1.1434X105kJ/hQ3三七^户用安二Q3三七^户用安二54547X106kJ/h对塔顶进行热量衡算：L‘Q''，-'」故冷凝器热负荷“'''' -1.578X107kJ/h对塔顶进行热量衡算!；，U故再沸器热负荷/ 、' '''1 2.1058X107kJ/h塔顶用30℃的冷却水冷凝介质； 2258kJ/kg=384.4109kmol/h-Q(-I,578x]07)--f 41019虚346kJ.-kmolF小 3fi4,4109塔底再沸器内介质为120℃的饱和水蒸汽2205.2kJ/kg而L「

所以 =530.5137kmol/h丙烯精馏塔热量衡算结果表表3-15丙烯精馏塔热量衡算结果表项目数据冷凝器热负荷QC-1.578X107kJ/h再沸器热负荷QB2.1058X107kJ/h冷剂流量LC41019.8246kJ/kmol热剂流量LB530.5137kmol/h一.3设备尺寸衡算与选型一.3.1丙烯精馏塔的设备尺寸计算与选型(1)塔板数的计算①最小理论板数Ntrdn由Fensk方程棺A'mjii|.=所以全塔的最小塔板数为'口「,''":块②理论板数NTR、一Rmill- =0,J0S7' -- 查文献[5]Gilliland图查得同理可得—…

所以全塔的理论塔板数为 NT=32+84+80=196(2)精馏塔设计的主要依据和条件①塔顶条件下的参数P=17.76atm t=40℃该条件下的物性数据由文献［4］和［6］查得填入下表。kg/kmolkg/kmol表3-30kg/kmolkg/kmol组成Pi(kg/m3)□i(10-3Pa,s)oi(10-3N/m)yDiKiXDiXDi'甲1600.0200.0746100.00690.0298烷.7728乙2200.0700.000993.0.00020.0006烯317684962乙2200.0300.008762.0.00350.0006烷504580丙4850.0855.20.91560.0.92480.9628烯99丙4700.095.00.000020.0.00000.0000烷4288428902675丁5700.1310.200.00烯32叩气相平均分子量'1;'液相平均分子量"小X区X二二"622I气相密度「 kg/m3—=E-液相密度- ''■■=459.1122kg/m3液相黏度'0.07887X10-3Pa.s液相表面张力’ ^ 4.8091X10-3N/m②进料条件下的参数P=18atm t=45℃该条件下的物性数据由文献［4］和［6］查得填入下表。表3-31 进料物性数据表组P^! ^!xFikyFixFi

成(kg/m3)(0-3Pa,s)(10-3N/m)Fi甲烷1600.0200.00250110.80.027010.0009517乙烯2200.0700.000040553.750.00015210.0000270乙烷2200.0300.00059492.60.0015470.0004244丙烯4700.0824.80.93341.010.94270.9322丙烷4600.0854.50.063420.90.057080.06636丁烯5650.1259.70.000013520.340.0000045970.0000180气相平均分子量"‘ ' ""kg/kmol液相平均分子量" 二''=42.0530kg/kmol"卜x =2Ikg/m3气相密度"'''建kg/m3—=x-液相密度 -1'=468.2306kg/m3液相黏度0.0820X10-3Pa.s液相表面张力 「'、' 4.7658X10-3N/m3塔底条件下的参数P=18.16atmt=51℃该条件下的物性数据由文献［4］和［6］查得填入下表。甲烷1600.020甲烷1600.020乙烯2200.070.0组Pi□ioiK(kg/成m3)(10-(10-XWiWiyWiXWi'3Pa,s)3N/m)100.90

烷2200.0300.700丙烯4600.084.00.11011.140.12550.1506丙烷4500.083.90.88970.990.88080.8941丁烯5550.128.90.00018980.40.000075920.0002428乙2气相平均分子量"' -' 44.0305kg/kmol液相平均分子量" ［「一~^^^kkg/kmol-X£X上=配q7gq气相密度匚'一二 kg/m3—=z-液相密度-=432.0214kg/m3液相黏度" 上'0.08X10-3Pa.s液相表面张力- '-3.9119X10-3N/m④精馏段的物性参数41.2643kg/kmol而汨升而I? 驴一科05+42.^38041.2643kg/kmol气相平均分子量—_河口/%>一_?由1-42,0530液相平均分子量' '' 40.5601kg/kmol__“弋“困_”,6221士却.-02气相密度. ' ' 24.4512kg/m3_ <"次例JI224锄力。6液相密度 ” ^ 463.6714kg/m3液相黏度0.。北町J液相黏度0.。北町J山二上0.0820X10J0.08044X10-3Pa.s液相表面张力4.EOTI।-1,765Sx]Q-J_4朝乃X10-3N/m

⑤提馏段的物性参数7T Mly■•十vwA/了="气相平均分子量42.5S80+44⑤提馏段的物性参数7T Mly■•十vwA/了="气相平均分子量42.5S80+44.030543.3093kg/kmol—MiP4-M... 42.0530-43.7816HXT L液相平均分子量" 、 ' 42.9173kg/kmol_一-十一■212802-加巾99气相密度. ' ' 25.6801kg/m3__一，抨_4限2如一二4Kmi4液相密度’ - -450.126kg/m3液相黏度Vlf十万□；, 00820X1()T+0.08x10必l= r =1 ,0.0810X10-3Pa.s液相表面张力4一打勖X10-3N/m⑥精馏段流量'""1312.639kmol/hL..,=1312.63940.5001二L..,=1312.63940.5001二3„kg/h迪酌邈一…*‘一'一" m3/h114.5129,、…心- =0.031S1小门 m3/sL'1H1308.51kmol/h1'一.Wkg/h53994.7492 — =2208.26,&m3/h丝。国.16583600丝。国.165836000.6134m3/s⑦提馏段流量上'_L•+日产-£+产=1312.639+202,6514_1515.2904kmol/h4=4=1515.2904乂42.9173—厂kg/h65U32.1727山仃a£；= =144.4755£；=4"入 m3/h1444755A；=————=0.04QIS"丁 m3/s'' 11 " 1 1308.51kmol/h1— kg/h匕：56670.6521V；=—= =2206.7925- m3/h(3)填料的选取填料是填料塔的核心构件，它提供了气液相接触传质与换热的表面，与塔内件一起决定了填料塔的性能，填料主要分散装填料和规整填料两大类。本设计选用250Y波纹板填料。波纹填料属于规整填料。填料装入塔内时，上下填料盘的板片方位互相垂直。此种填料的优点为：①压力降小，生产能力大。由于它是规整填料结构，故压力降较一般乱堆填料低，因而空塔气速可以提高。②由于其结构紧凑，具有很大的比表面，且填料的结构能促进气、液分布均匀化，使传质效率提高。③操作弹性大。250Y波纹板填料几何特性查文献［10］如下：表3-33 250Y波纹板填料几何特性型号比表面积/ 波纹 孔隙 峰高(m2/m3) 倾角 率％ /mm250Y250 45° 97 12(4)塔径的计算①精馏段FP=-0.21S4流动参数 1'' [10]查填料指南91页图4-8得’=之迂CS=(0.75〜0.8)Cmax [10]取CS=0.75Cmax=0.75X0.09=0.0675

②提馏段FP二4K②提馏段FP二4K二d27强流动参数 ’：，查文献［10］得i1：1>[10]CS=(0.75〜0.8)Cmax[10]取CS=0.75Cmax=0.75X0.08=0.06⑸填料层压降及高度精馏段：—==常观X03。醛,/必怨12「=1627.7883Pa/m提馏段：-—802 -AO2k02410x^25.6fi01J'=1131.0892Pa/m"二:餐Is。……/m3)0.5提馏段：=1.2213(m/s)-(kg/m3)0.5查文献[10]得：HETP精=0.3046m HETP提=0.5076m填料高度：用于蒸馏的填料通常先计算过程所需的理论板数，然后乘以等板高度就可得到填料高度5―[8]f「一等板高度，m,一理论塔板数1,「一一 「」Im一.1.1丙烯精馏塔附属设备及主要附件选型与计算⑴冷凝器的选取本设计采用立式管式换热器为塔顶冷