当前位置:首页 >> 能源/化工 >>

毕业设计-年产13.8万吨乙烯装置分离工段乙烯精馏工序工艺设计


沈阳化工大学
本科毕业论文



目: 年产 13.8 万吨乙烯装置分离工段乙烯精馏工 序工艺设计

院 专 班

系: 业: 级:

化学工程学院 化学工程与工艺 化工 0703 班

学生姓名: 指导教师:

论文提交日期:

论文答辩日期:

年 年

月 月

日 日

毕业设计任务书

化学工程与工艺

化工 0703 班

学生:

毕业设计题目:年产 13.8 万吨乙烯装置分离工段乙烯精 馏工序工艺设计 毕业设计内容:1.工艺流程设计、工艺条件选择 2.物料衡算、热量衡算、主要尺寸设计 3.绘制带控制点的工艺流程图

毕业设计专题部分:乙烯精馏塔的设计计算

起止时间: 2011 年 3 月--- 2011 年 6 月

指导教师: 教研主任: 学院院长:

签字 签字 签字

年 年 年

月 月 月

日 日 日

内容摘要

乙烯是石油化工的主要代表产品,在石油化工重占主导地位。目前 世界上乙烯的生产绝大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。乙烯主要用 于生产聚乙烯、聚氯乙烯和乙二醇等。乙烯除少量由酒精脱水制得外, 绝大部分石油烷烃裂解生产。 本设计是以抚顺乙烯化工有限公司裂解装置为蓝本,完成了年产 13.8 万吨级得乙烯装置分离工段乙烯精馏工序的工艺设计。本设计对乙 烯精馏塔进行了物料衡算和热量衡算,并且对乙烯精馏塔进行了工艺设 计与选型设计。乙烯精馏塔采用了浮阀塔,并符合流体力学验算和操作条 件。 在指导老师的指导下,我们在整个设计过程中查阅了大量的相关文 献及资料,深入掌握了有关的基本理论和专业知识,对理论知识有了更 深的认识,灵活的应用到设计当中,并结合了有关的化工过程的要求去 设计,还是比较顺利的完成了此次毕业设计。

关键词:乙烯;分离;乙烯精馏

Abstract
The ethylene is petroleum chemical industry main

representative the product, occupies the dominant position in the petroleum chemical industry. At present in the world the ethylene production overwhelming majority originates from the steam decomposition system alkene technology. Because the stearu decomposition is in the petroleum chemical industry big energy consumption installment, moreover total dependence non-renewable oil resource, therefore the research and the development personnel have carried on the new ethylene production technology exploration and the development.Ethylene and so on ethane dehydrogenation, catalytic pyrolysis, methane oxidation coupling and methyl alcohol transformation produce the new crafi, the hope can by this achievement steam decomposition system ethylene supplement, even in future substitution steam decomposition system ethylene.The ethylene mainly uses in producing the polyethylene, the

polyvinyl-chloride and the glycol and so on. The ethylene besides by the dehydration of alcohol system, the major part decomposes few by the petroleum alkane the production. The design is based on Chemical Co., Ltd. Fushun ethylene

cracker based on the completion of the annual production capacity of 138,000 ton ethylene cracker plant section of the separation process design . This design has carried on the material balance and the thermal graduated arm to the ethylene rectifying tower calculated, and has carried on the technological design and the shaping design to the t ethylene rectifying ower, and has also drawn up the belt control point flow chart. The deethanization tower used the float valve tower to carry on the computation. The design calculates finally results in tower neck 2.2m, tower high 16.75m. And conforms to the hydromechanics checking calculation and the operating condition. Under supervising teacher's instruction, we have consulted the massive correlation data and the literature in the entire design process, has known the related elementary theory and the specialized knowledge thoroughly, had a deeper understanding to the theoretical knowledge, the nimble application design, and unified the related chemical process request to design, compared with smooth has completed the graduation project. Key words: Ethylene; Separation;ethylene rectifying

目录

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。面对新形势,乙烯生产企业应依靠技术创新,努力提高装置技术水平,以增 强产品竞争力。 近年来,世界乙烯装置规模大型化趋势明显。2010 年 5 月,全球最大的乙烷裂 解装置在卡塔尔建成,该装置的设计乙烯产能为 130 万吨/年。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。同时由于我国原油中轻质油 含量普遍偏低,直馏石脑油和轻柴油一般只占原油的 30%左右,因此,在我国发展重 质油裂解技术研究具有极其重大的现实意义。 随着中国乙烯工业的发展, 供需平衡关系将逐步得到改善, 市场竞争则更加激烈。 面对以市场国际化、资源国际化、技术与人才国际化、资本国际化为主要特征的经济 全球化大趋势,市场占有率主要取决于产品品种、质量和成本。因此,每个乙烯厂应 有各自的特色,形成自身的强势,如果只是简单地重复建设,产品结构雷同,则难以 形成竞争优势。中国乙烯存在巨大的市场缺口和消费增长空间,国产乙烯的市场占有 率一直较低。为缓解国内乙烯供应紧张,满足国内经济发展需求,虽然中国石油、中 国石化和中海油加快实施乙烯扩能计划,但预计到 2010 年中国乙烯当量消费供需缺 口将达 1119 万吨。从整体情况看,中国乙烯工业还有较大的发展空间。 本设计是年产 13.8 万吨乙烯装置分离工段乙烯精馏工序工艺设计,在指导老师 的带领下,结合课本知识,完成了本次设计。

第一章 文献综述 1.1 设计概述 本设计是对年产 13.8 万吨乙烯装置乙烯精馏塔的工艺设计。该设计是以抚顺石 油公司乙烯装置为依据,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。主要对乙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。本设计中乙烯精馏塔采用的是浮阀塔。 1.2 乙烯原料的来源 裂解原料的来源主要有两个方面,一是天然气加工厂的轻烃,如乙烷、丙烷、丁 烷、天然气油等,二是炼油厂的加工产品,如炼厂气、汽油、煤油、柴油、重油、渣 油等,以及炼油厂二次加工油,如焦化加氢油、加氢裂化油等。 1.2.1 天然气

蕴藏在地层内的可燃性气体称为天然气,它的组成主要是甲烷,还含有乙烷、丙 烷等低相对分子质量烷烃,和少量 N2、H2、S2 等非烃类成分。 天然气分干气和湿气两种,干气的主要成分是甲烷,含甲烷在 90%以上。湿气含 90%以下的甲烷,其余成分是乙烷、丙烷和丁烷等烷烃,之所以称为湿天然气,是因 为 C2~C5 这部分可以经压缩冷却得到液态的凝缩汽油。 1.2.2 炼厂气

炼厂气是炼厂在石油加工过程中所得到的气体的总称。它主要包括催化裂解气、 加氢裂化气、焦化气、重整气。 本设计采用的乙烯原料主要有石脑油、拔头油、Cl、C4 等。 1.3 1.3.1 乙烯的生产工艺 乙烯的生产基本方法

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)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 OHo 和 Ho,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 C02 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。 1.3.2 乙烯的分离技术 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。 (1)顺序分离技术(图 1-1) 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 3.6 MPa,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 C2 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 C2、C3 和 C4 组分。脱乙烷塔和脱丙烷塔顶的 C2 和 C3 分别经 C2 和 C3 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。 C2 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 C2 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。

图 1-1

典型的顺序流程深冷分离装置

(2)前脱丙烷前加氢技术(图 1-2) 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 C3 及轻组分与 C4 及重组分进行分离,并将分离出的 C3 及轻组分进行 C2 加氢,然后送入深冷系统。前 C2 加氢技术有很多优势: (a)前 C2 加氢产生的绿油

量甚微,无需绿油洗涤系统; (b)由于 C2 加氢位于脱甲烷塔上游,从脱乙烷塔釜进 人乙烯塔的 C2 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; (c)由于 C2 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; (d) 由于在进行 C2 加氢时也对 乙烯塔不需要巴氏精馏

50%以上的 MAPD 加氢,下游的 C3 加氢系统负荷降低; (e)

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。

图 1-2

典型的前脱丙烷深冷分离装置

(3)前脱乙烷前加氢技术(图 1-3) 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 C2 轻的组分和比 C3 重的组分分开。C2 及 轻组分先进行 C2 加氢,然后进入冷箱和脱甲烷系统。脱甲烷塔釜液只含 C2,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 C3 进行 C3 加氢后进入丙 烯塔。该技术也采用前 C2 加氢, 所以具有与前脱丙烷前加氢类似的优点。

图 1-3 1.4 乙烯的国内研究情况

典型的前脱乙烷深冷分离装置

目前,中国大陆乙烯总产量为 600 余 t,根据国家规划,到 2010 年,乙烯产量 要达到 1400 万 t, 2020 年, 到 要达到 2300 万 t, 但是照中国现在乙烯生产速度增长, 到 2020 年也只能满足一半的社会需求,另外一半还是依靠进口。 我国原油中轻质油含量普遍偏低,直馏石脑油和轻柴油一般只占原油的 30%左 右,因此,在我国发展重质油裂解技术研究具有极其重大的现实意义。2000 年北京 石油化工科学研究院开发出催化热裂解制取乙烯,丙烯技术(CPP)。其特点是以重质 油为原料,采用专门研制的酸性分子筛催化剂,操作条件比传统的蒸汽裂解制乙烯缓 和,适合直接加工常压渣油尤其是石蜡基油,还可掺炼适量的减压渣油。该技术于 2000 年 10 月至 2001 年 1 月在大庆炼化分公司进行了工业试验,试验装置是由一套 12 万 t/年的深度催化裂化工业装置改造而成的。 专家对该试验结果的鉴定评价是该 技术成熟,工艺可靠,利用现有催化裂化装置进行适当改装来实施 CPP 工艺,是一条 以重质原料在催化裂化基础上发展石油化工的新途经。根据标定数据,装置一旦达到 经济规模,其综合生产成本将低于蒸汽裂解装置。 2005 年底,沈阳化工股份有限公司采用 CPP 技术开始建设国内第一套 50 万 t/ 年催化热裂解制乙烯和丙烯装置,于 2008 年建成。 石油化工科学研究院开发了采用重油路线生产轻质烯烃的催化裂化(FCC)家族系 列技术, 如催化裂解(DCC)和催化热裂解(CPP)。 其中 DCC 技术的工业化装置已经运行, CPP 技术的工业化试验也已完成。工业试验结果表明,以大庆减压柴油掺 56%的渣油 为原料,按乙烯方案操作,乙烯收率可达 20.37%,丙烯收率为 18.32%。 洛阳石化工程公司借鉴成熟的重油催化裂化工艺技术, 开发了一种重油直接裂解 制乙烯工艺(HCC)和相应的催化剂 HCC 工艺采用提升管反应器(或下行管式反应器) 来实现高温(660~700℃)、短接触时间(小于 2 s)的工艺要求。30 万 Ua 烯的 HCC 装置技术经济评价结果表明, 用中等质量的常压渣解乙烯的 76%, 具有较强的竞争力。 现已在黑龙江齐齐哈尔油为原料时, 其乙烯生产成本仅为同等规模的石脑油管式炉裂 化工公司进行工业试验取得成功,达到世界同类技术的领先水平。这套由催化裂化装 置改造的 HCC 装置属世界上第一套重油直接裂解制乙烯的工业化装置,处理能力为 6 万 t/年,原料为 100%大庆常压渣油。采用活性、选择性、稳定性均良好的 LCM-5 专用催化剂。乙烯和丙烯的单程裂解质量产率分别达到 22%和 15.5%左右。混合丁烯 质量产率为 8%,乙烯产率为 6%~7%。乙烷回炼后,乙烯产率可提高到 26%~27%,丙

烯产率提高对 16%左右。 “十一五”期间我国还将兴建宁波、汕头等乙烯项目,汕头 乙烯项目将建设乙烯、丙烯、丁二烯等 16 种产品生产装置,该项目将规划采用重油 接触裂解(HCC)工艺新技术。重油裂解技术将为乙烯产业的发展另辟蹊径。 1.5 乙烯的国外研究情况 半个世纪以来,石油化学工业一直以高于国民经济生产总值的增长速度发展,许 多国家还把它列为国家工业发展的重点。1960 年世界乙烯产量为 2910kt,1970 年为 19760kt,1980 年达到 34020kt.1990 年达到 56300kt。20 世纪 80 年代末、90 年代 初,由于全球经济复苏,特别是亚洲发展中国家的经济迅速发展,对石化产品的需求 大大增加,刺激了各国石油化工装置的增建和扩建。从 1990 年以来,一批新建和扩 建的乙烯装置陆续投产,世界乙烯生产能力和产量均有较大的增长,到 1992 年世界 乙烯生产能力已超过 70000kt,1997 年接近 87000kt,产量达到 78500kt。2006 年, 世界乙烯生产能力已达到 126000kt。近年来全球乙烯需求量和生产能力见表 1-1。
表 1-1 全球乙烯需求量和生产能力 kt

年份

乙烯需求量 乙烯生产能 力

年份

乙烯需求量 乙烯生产能 力

1997 1998 1999 2000 2001

78000 82000 87000 90000 90000

87000 90000 95000 98000 102000

2002 2003 2004 2005 2006

95000 100000 105000 107000 115000

108000 111000 112000 120000 126000

由表 1-1 可见从 2003 年起乙烯需求稳步上涨:同时,自 2003 年以来世界乙烯产 能缓慢,导致世界供应乙烯紧张,乙烯装置的开工率不断提高,2006 年世界乙烯装 置平均开工率达 92%。 自 2006 年起,世界乙烯产能又开始新一轮扩张。预计 2006~ 2011 年世界乙烯产 能将增加 39430kt/a,年均增速为 5.9%;同期乙烯需求年均增速为 4. 7%。到 201 1 年世界乙烯产能将达 158950kt/a(见表 l-2) 。其中,中东产能将增长 17510kt/a, 占 世 界 乙 烯 产 能 总 增 量 的 44. 4% , 年 均 增 幅 高 达 19.8% ; 亚 洲 产 能 将 增 长 17920kt/a.占 45. 5%,年均增幅为 8. 7%;而美洲和欧洲乙烯能力增长幅度则相对 有限。

表 1 -2 2006—2011 年世界乙烯生产能力增长情况 地区 2001 年 2006 年 2007 年 2011 年

kt/a 06?~11 年增 量

北美洲 亚洲 西欧 中东 中东欧 拉丁美洲 非洲 大洋洲 全球总计

33660 26920 22510 8570 6300 4320 1520 520 104320

34900 34510 23980 11940 6960 4990 1680 560 119520

34810 38140 24380 14540 7010 4990 … … 123890

35100 52430 25180 29450 8020 5860 2320 590 158950

200 17920 1200 17510 1060 870 640 30 39430

石油化工受世界经济全球化影响,各地区生产能力比例变化明显,美国、西欧、 日本支配世界石化工业的格局已不复存在。从最近几年的总体情况看,欧洲和北美的 乙烯产能所占比重有所下降,而亚洲、中东及拉丁美洲所占比重逐步上升。世界乙烯 生产已形成北美、 西欧、 亚太三足鼎立的局面, 发展重点向亚太和中东地区转移。 2001 年北美、亚洲和西欧占世界产能的比重分别为 32.3%、25. 8%和 21. 6%,2006 年则 分别为 29.2%、28. 9%和 20.1%;中东作为世界第四大乙烯产区,占世界产能的比重 从 2001 年的 8.2%增长到 2006 年的 10%。 目前,美国是世界最大的乙烯生产国,2006 年乙烯生产能力为 28773kt/a,占世 界的 23. 4%。中国 2006 年的乙烯生产能力为 9840kt/a,已跃居世界第二位,排名仅 次 于 美 国 , 占 世 界 总 产 能 的 8. 2% 。 2006 年 世 界 十 大 乙 烯 生 产 国 的 产 能 总 计 80316kt/a,占世界的 67. 5%。 2006 年世界十大乙烯生产商的产能总计为 55056kt/a,占世界总产能的 46. 1%。 陶氏化学、埃克森美孚和沙特基础工业公司分别位居前三位。中国石化集团公司以 5495 kt/a 的乙烯产能居世界第五位 。 日本工业科学院材料与化学研究所和日本化学协会共同开发的多产丙烯的石脑 油催化裂解新工艺, 实现了大幅度地节能、降低环境负荷,并可按乙烯、丙烯市场 供需变化灵活调整烯烃生成比例,丙烯与乙烯的质量比可由传统的 0.6/1 提高到

0.7/1。在实验室中,用质量分数 10%的 La/ZSM-5 作催化剂,在温度 650℃下,采用 固定床反应器,乙烯和丙烯的总收率为 61%,比传统的蒸汽裂解法提高 10%以上。 韩国汉城 LG 石化公司开发的一种石脑油催化裂解工艺与普通的蒸汽裂解工艺相 比,乙烯收率提高 20%,丙烯收率提高 10%。该工艺使用一种专有的金属氧化物催化 剂,反应温度比标准裂解反应低约 50~100℃,因此比普通蒸汽裂解能耗少。该公司 估计裂解炉管内壁结焦速率将会降低,从而可延长操作周期,增加炉管寿命,降低二 氧化碳的排放。 1.6 乙烯的发展及前景 预计 2010 年,我国乙烯需求量约为 2684 万 t,年需求增长率 7.8%,乙烯生产自 给率 54%; 2015 年乙烯需求量约为 3689 万 t,年需求增长率 6.6%,乙烯生产自给率 60%。 从世界角度上看,总的乙烯生产趋势,中东以及东牝亚、东南亚将成为世界石化 新一轮投资的热点地区。中东凭借廉价原料和低成本的显著优势,将成为未来乙烯工 业投资最集中地区;亚太地区凭借巨大的市场优势,也将成为世界乙烯投资的另一个 热点地区;中东和亚太地区将成为世界乙烯工业发展的主导力量,将会吸引众多大型 石化投资项目。预计 2011 年前,世界乙烯生产能力将增加 3924 万 t,到 201 1 世界 乙烯总生产能力将达到 1.5894 亿 t。其中中东地区的产能增加 1752 万 t/a,占世界 乙烯产能总增量的 44.4%;亚太地区的产能将增加 1793 万 t/a,占世界乙烯产能总 增量的 45.5%。亚太地区的乙烯产能将超过美洲局世界首位,而中东的乙烯产能也将 超过欧洲,局世界第二位。

第二章 乙烯的生产方法及生产工艺

2.1 抚顺乙烯厂的生产介绍

2.1.1 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+C2H6 — 2CH3+C2H6 连锁传播:C2H6+CH3 — CH4+C2H5. C2Hs. C2H4+H. — C2H6+H.一 C2H5.+H2 连锁停止:C2H5.+C2H5 一 C5H10 石脑油裂解: 连锁开始: R1H—R2. +R3. 连锁传播:R2.+ R1H- R3H+R1. R3. +R1H—R5H+R1. R1.— CnH2n+R4. 连锁停止: + R4. R1. -生成物 2.1.2 分离 (2-1) (2-2) (2-3) (2-4) (2-5) (2-6) (2-7) (2-8) (2-9) (2-10)

(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 +2NaOH—Na2S+2H20 H2S +Na2S- -NaHS COS+2NaOH—NaSCOONa+Na2S NaSCOONa+2NaOH—Na2C03+H20+Na2S CO2+2NaOH—Na2CO3+H2O SO2+2NaOH—Na2SO3+H2O (2)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,加氢反应是在含催化剂存在 下进行的,反应式如下: 主反应:C2H2+H2- C2H4+42. 200 千卡/公斤·分子 副反应:C2H2+H2 一 C2H6+76. 500 千卡/公斤·分子 C2H4+H2 一 C2H6+33.8 千卡/公斤· 分子 C2H2—2C+H2+54. 500 千卡/公斤· 分子 2C2H2+ H2--高分子烯烃或固体聚合物+发热量 (2-17) (2-18) (2-19) (2-20) (2-21) (2-11) (2-12) (2-13) (2-14) (2-15) (2-16)

选择催化剂加氢反应分三个过程 第一:C 馏分及 H 从气相扩散催化剂表面,并在其上进行吸附,为达到选择性化 加氢的目的,首先要求催化剂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 馏分在催化剂上进行加 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:生成的吸附乙烯脱附为乙烯,为减少乙烯进一步加 H 生成乙烷,要求催化 剂对乙烯的吸附能力弱, 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 C3 产品选择性催化加氢的方法脱除甲基乙炔和丙二烯,催化剂为 钯系催化剂,反应如下: 主反应:C3H4(甲基乙炔)+H2 一 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 一 C3H8+30.000 千卡/公斤·分子

C4H6+H2 一 C4H8+26. 800 千卡/公斤·分子 C4H8+H2 一 C4H8+30.400 千卡/公斤·分子 C4H8 一高分子聚合物+发热量 (4)CO 的脱除 使用镍系催化剂进行甲烷化反应脱除 CO 主反应:CO+3H2 一 CH4+ H2O CO2+4H2— CH4+ 2H2O 副反应:C2H4+H2 一 C2H6

2.2 工艺流程

图 2-1

乙烯生产工艺图

本设计采用顺序分离流程。原料石脑油经急冷水预热后进入热裂解炉,从乙烷裂 解炉出来的物料经油急冷与水急冷后,压缩、干燥、冷凝后,送往脱甲烷塔。脱甲烷 塔操作压力约为 3. 4Mpa,塔顶温度约为-96℃,塔釜温度约为 0℃。塔顶组分中包含 H2、CH4,其中一部分 H2、CH4 回流至乙烷裂解炉做燃料,一部分经深冷分离将 H2、

CH4 分离,其分离温度约为-170℃。其中一部分 H2 作为加氢原料。脱甲烷塔底组成 送往脱乙烷塔。脱乙烷塔操作压力约为 2. 88Mpa,塔顶温度约为-12℃塔釜温度约为 76℃。脱乙烷塔塔顶分割出 C2 及少量的 H2、CH4,塔顶组分选择后加氢技术加氢脱 掉乙炔,然后送往乙烯精馏塔进行乙烷与乙烯组分的分离。乙烯精馏塔操作压力约为 0. 57Mpa,塔顶温度约为-69℃,塔釜温度约为-49℃。脱乙烷塔塔釜组成为 C3 及 C3 以上重组分,送往脱丙烷塔进行进一步加工。脱丙烷操作压力约为 0. 75Mpa,塔顶 温度约为 89℃,塔釜温度约为 72℃。脱丙烷塔塔顶组分为 C3 组分,送往丙烯精馏塔 进行丙烷与丙烯组分的分离。 丙烯精馏塔操作压力约为 1. 23Mpa, 塔顶温度约为 26℃ 塔釜温度约为 35℃。其塔釜组成为 C4 及 C4 以上组分,将塔釜组成送往脱丁烷塔进 行进一步加工。

第三章 乙烯精馏塔的工艺计算 乙烯精馏的目的是以混合碳二馏分为原料,分离出合格的产品乙烯,并由塔釜获 得乙烷产品。 在顺序分离流程和脱丙烷分离流程中, 均以脱乙烷塔塔顶产品作为乙烯精馏塔进 料(除前加氢脱炔外,尚需在乙烯精馏塔进料前经脱炔和干燥处理) 。在前脱乙烷分 离流程中,则以脱甲烷塔釜液作为乙烯精馏塔进料。无论采用采用哪种分离流程,乙 烯精馏塔进料均以碳二馏分为主,碳二馏分约占 99.6%(摩)以上,另含 H2 和 CH4 等轻组分在 0.12%-0.16%(摩)以下,C3H6 等重组分在 0.1%-0.25%(摩)以下。因 此,乙烯精馏塔可以近似看作 C2H4-C2H6 二元精馏系统。

3.1 物料衡算

(1)物料图

图 3-1 总物料图

(2)计算条件 乙 烯 收 率 29%(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 13.8 万吨 (3)物料衡算 石脑油产量:13.8/29%=47.59 万吨/年 丙烷产量:47.59×1.01%=0.4807 万吨/年 丙烯产量:47.59×9.18%=4.3688 万吨/年 C4 产量:47.59×5.22%=2.4842 万吨/年 轻汽油产量:47.59×13.99%=6.6578 万吨/年 (4)乙烯精馏塔的全塔物料衡算 F:原料液流量(kmol/h) D:塔顶产品流量(kmol/h) W:塔釜残液流量(kmol/h) xF:原料液组成(摩尔分数,下同) xD:塔顶组成 xW:塔底组成

设塔釜乙烯含量为 0.2% ;进料乙烯含量 29%;塔顶乙烯摩尔分数 xD=99.95% 所以:xW=
0.2 / 28 =0.214% 0.2 / 28 + 99.8 / 30 29 / 28 xF= =0.224% 29 / 28 + 71 / 30

F=

13.8 × 10 4 × 10 3 × (0.2 / 28 + 99.8 / 30) 300 × 24

(按开工率 300 天/年)

= 6.4 × 10 4 kmol/h 由物料衡算式 F = D + W FxF=DxD+WxW 联立解得 W=6.4kmol/h D=6393.6kmol/h

3.2 热量衡算

(1)乙烯精馏热量衡算示意图

图 3-2 乙烯精馏塔热量衡算示意图 (2)热量衡算 根据恩德伍德公式,即:
n i

∑ αih ? θ
试差得 θ = 1.653
n i

αihXf

= 1? q

∑ αih ? θ
求得 Rmin =0.27 塔顶回流量:L=RD

αihXD

= Rmin + 1

R = 2 × Rmin = 0.54

塔顶馏出物得量:V=L+D=(R+1)D

表 3-1 乙烯精馏塔热量衡算初始数据
组分 乙烯 乙烷

H Fi
754.76 443.08

H Di
677.16 267.16

H Vi
677.16 267.16

H Li
665.26 252.96

H Wi
810.92 5.9.96

Di
480.26 60.9214

Li
259.3404 32.8976

Vi
739.6004 93.8190

Wi
4.88 18.9786

通过上述计算,塔顶各物流流量见表计算焓值

Qv = ∑ M iVi H Vi = 1.478 × 10 7 KJ/h
QD = ∑ M i Di H Di = 9.594 × 10 KJ/h
5

QL = ∑ M i Li H Li = 5.080 × 10 6 KJ/h QF = ∑ M i Fi H Fi = 1.131 × 10 7 KJ/h QW = ∑ M iWi H Wi = 4.012 × 10 5 KJ/h
对塔顶进行热量衡算: QC + QV = QD + QL 冷凝器的热负荷: QC = QD + Q L ? QV = ? 1.004 × 10 5 KJ/h 对全塔进行热量衡算: QF + QL = QB + QV + QW 再沸器的热负荷: QB = QF + QL ? QV ? QW = 1.219 × 10 6 KJ/h 塔顶冷气为-24℃丙烯冷剂,查得-24℃的乙烯汽化潜热

γ = 90 kcal/kmol=378.056 kj/kg 且 QC = ? LC ? γ
Lc=265.57 kmol/h 塔底再沸器内介质为水,通常选用 8 atm 以下的饱和水蒸汽。 本设计选用 160℃压力为 700 KPa 的饱和水蒸汽 γ = 2100 KJ / Kg
∵ QB = LB × γ

∴ LB =

QB

γ

= 580.48 kmol/h

乙烯精馏塔热量衡算结果见下表

表 3-2
项目

乙烯精馏塔热量衡算结果表
数据

冷凝器热负荷 QC 再沸器热负荷 Q B 冷剂流量 LC 热剂流量 LB

? 1.004 × 10 5 KJ/h 1.219 × 10 6 KJ/h
265.57 kmol/h 580.48kmol/h

3.3 设备尺寸计算与选型

3.3.1 乙烯精馏塔的塔型与塔板选择 3.3.1.1 塔型选择 (一)塔型选择的一般原则 (1)与物性有关的因素 ①易起泡的物系,如处理量不大时,以选用填料塔为宜。 ②具有腐蚀性的介质,可选用填料塔。 ③具有热敏性的物料须减压操作,以防过热引起分解或聚合,故应选用压力降较 小的塔型。 ④含悬浮物的物料,应选择液流通道较大的塔型,以板式塔为宜。 ⑤粘性较大物料,可以选用大尺寸填料。 ⑥操作过程中有热效应的系统,用板式塔为宜。 (2)与操作条件有关的因素 ①若气相传质阻力大,宜采用填料塔。 ②大的液体负荷,可选用填料塔。若用板式塔宜用筛板塔和浮阀塔。 ③低的液体负荷,一般不宜采用填料塔。 ④液气比波动的适应性,板式塔优于填料塔,故当液气比比较小时宜用板式塔。 ⑤操作弹性,板式塔比填料塔大。

3.3.1.2 乙烯精馏塔采用的是浮阀塔 浮阀塔于 20 世纪 50 年代初期在工业上开始推广使用, 由于它兼有泡罩塔和筛板 塔的优点,已成为国内应用最广泛的塔型,特别是在石油、化学工业中使用最普遍, 对其性能研究也比较充分。浮阀塔板的结构特点是在塔板上开有若干个大孔,每个孔 上装有可以上下浮动的阀片。 浮阀塔具有下列优点: ①生产能力大。由于浮阀塔板具有较大的开孔率,故其生产能力比泡罩塔的大 20%~40%,而与筛板塔相近。 ②操作弹性大。由于阀片可以自由升降以适应气量的变化,故维持正常操作所容 许的负荷范围比泡罩塔和筛板塔都宽。 ③塔板效率高。因上升气以水平方向吹入液层,故气、液接触时间较长而雾沫夹 带量较小,塔芭效率高。 ④气体压强降及液面落差较小。因为气、液流过浮阀塔板时所遇到的阻力较小, 故气体的压强降及板上的液面落差都比泡罩塔和筛板塔的小。 ⑤塔的造价低。 因结构简单, 易于制造, 浮阀塔的造价一般为泡罩塔的 60%~80%, 为筛板塔的 120%~130%。

3.3.2 塔板计算

3.3.2.1 塔板数 1.最小理论塔板数 Nmin


相关文章:
毕业设计-年产13.8万吨乙烯装置分离工段乙烯精馏工序工艺设计
毕业设计-年产13.8万吨乙烯装置分离工段乙烯精馏工序工艺设计_能源/化工_工程科技_专业资料。年产13.8万吨乙烯装置分离工段乙烯精馏工序工艺设计沈阳...
开题报告-毕业设计-年产13.8万吨乙烯装置分离工段乙烯精馏工序工艺设计
开题报告-毕业设计-年产13.8万吨乙烯装置分离工段乙烯精馏工序工艺设计_能源/化工_工程科技_专业资料。年产13.8万吨乙烯装置分离工段乙烯精馏工序工艺设计沈阳...
101604021 马启福 石化(1)班 年产13.8万吨级得乙烯装置乙烯精馏工序的工艺设计
.8 万吨级得乙烯装置乙烯精馏工序的工艺设计 摘要:本设计是以乙烯化工有限公司裂解装置为蓝本,完成了年产 13.8 万吨级得乙烯装置分离工段乙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
毕业设计-年产13.8万吨乙... 25页 3下载券 开题报告-毕业设计-年产... ...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 ...
3.0万吨年二甲醚装置分离工段工艺设计
毕业设计-年产13.8万吨乙烯... 25页 8财富值 ...二甲醚工艺设计 64页 免费 年产3.0万吨二甲醚装置...万吨 年二甲醚装置分离工段精馏塔设计 万吨/年二...
毕业设计_年产3万吨二甲醚装置分离精馏设计
毕业设计 年产 3.0 万吨二甲醚装置分离精馏工段...本设计主要针对分离中的精馏工序进行工艺设计,分离二...
—年产3.0万吨二甲醚装置分离精馏工段的设计
毕业设计年产 3.0 万吨二甲醚装置 分离精馏工段...本设计主要针对分离中的精馏工序进行工艺设计,分离二...
年产8万吨甲醇精馏工艺设计(毕业设计)
年产 8 万吨甲醇精馏装置工艺设计毕业设计共 54 ...本设计通过各工段的计算、分析、绘图,结果基本符合...精馏塔是粗甲醇精馏工序的关键设备, 它直接制约着...
年产8万吨聚苯乙烯工艺设计
年产8万吨聚苯乙烯工艺设计_材料科学_工程科技_专业资料。聚合工段设计毕业设计 题学专姓学 目: 院: 业: 名: 号: 年产 8 万吨聚苯乙烯工艺设计 化学与材料...
年产8万吨二甲醚精馏工段及分离塔的设计
8 万吨/年二甲醚精馏工段分离塔的设计【摘要】本文主要对二甲醚精馏工段进行工艺设计, 分离二甲醚、 甲醇和水三元体系。 二甲醚精馏塔采用筛板塔,塔顶冷凝装置...
更多相关标签:
工段 工序 | 工段和工序的区别 | 工段工位工序 | 乙烯精馏塔 | 毕业论文乙烯的精馏 | 氯乙烯精馏 | 苯乙烯精馏 | 乙烯精馏塔塔顶出料为 |