《年產22.7520萬噸的乙烯車間工藝設計》化學工藝學課程設計

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1、溫州大學 化學與材料工程學院 化工工藝學課程設計 化學工藝學課程設計 題 目：年產22.7520萬噸的乙烯車間工藝設計 學 院: 化學與材料工程學院 ?！　I(yè): 化學工程與工藝 班　　級: 姓 名: 學 號:

2、 指導老師: 完成日期: 2012年1月7日 目錄 1、 總論 2 1.1 概述 2 1.2 設計依據(jù)及規(guī)模 2 1.3 工藝方案 2 2、 工藝設計方案 3 2.1 概述 3 2.2 石腦油裂解工藝現(xiàn)狀 3 2.2.1 日本共同研究集團裂解工藝 3 2.2.2 韓國LG石化公司裂解工藝 4 2.2.3 國內傳統(tǒng)石腦油蒸汽裂解工藝 4 2.3 石腦油裂解工藝設計確定 8

3、 2.3.1 原料及產品指標 8 2.3.2 催化裂解及預分餾工藝 8 2.3.3 裂解氣分離精制工藝 11 3、 物料衡算 12 3.1 概述 12 3.2 物料衡算的原理和基準 12 3.3 物料衡算 12 3.3.1 石腦油裂解預處理物料 12 3.3.2 預處理后裂解氣物料 12 4、 熱量衡算 14 4.1 工藝流程和熱量衡算說明 14 5、 設備選型 15 5.1 反應器設計 15 5.1.1 裂解過程對管式爐的要求 15 5.2 換熱器的設計選型 16 5.2.1 概述 16 5.2.2 選型范例 16 5.3 塔設備設計 20 5.3.1 概

4、述 20 5.3.2 塔型選用原則 20 5.3.3 分離塔的設計 21 5.3.4 塔設計結果 34 第一章 總論 1.1概述 隨著社會的發(fā)展，我國乙烯丙烯的市場需求急劇增加，乙烯丙烯及其下游產品的進口量逐年增加，國內產品市場占有率還不到一半。目前全世界乙烯主要以石腦油（或乙烷）為原料，采用蒸汽熱裂解技術（在800℃左右的溫度下）生產，其產量超過總產量的90%。 乙烯工業(yè)是石油化工的龍頭，其發(fā)展水平已成為衡量一個國家經濟實力的重要標志之一，在石化工業(yè)乃至國民經濟發(fā)展中占有重要地位。聚乙烯得到了廣泛應用，如粘合劑、農膜、電線和電纜、包裝(食品軟包裝、

5、拉伸膜、收縮膜、垃圾袋、手提袋、重型包裝袋、擠出涂覆)、聚合物加工（旋轉成型、注射成型、吹塑成型）。 丙烯是僅次于乙烯的一種重要有機石油化工基本原料，主要用于生產聚丙烯、苯酚、丙酮、丁醇、辛醇、丙烯腈、環(huán)氧丙烷、丙二醇、環(huán)氧氯丙烷、合成甘油、丙烯酸以及異丙醇等，其他用途還包括烷基化油、高辛烷值汽油調合料等。 （1）丙烯制成聚丙烯，聚丙烯應用在塑制品、薄膜制品、纖維制品； （2）丙烯制成苯酚，苯酚制成木材防腐劑、皮膚科常用的治療藥物、面部美容治療藥物。 1.2設計依據(jù)及規(guī)模 本設計主要以中國石油化工新建四所石腦油裂解廠為現(xiàn)實基礎，根據(jù)設計要求石腦油31600kg/h的進料，年產22.7

6、4萬噸聚合級乙烯產品。 1.3工藝方案 本設計借鑒中國石油化工股份有限公司的石腦油裂解方式，選用Kellogg公司和日本出光石油化學公司共同開發(fā)的一種新型裂解爐——毫秒爐或超短時間爐（USRT爐），蒸汽裂解反應之后對得到的裂解氣進行預分餾，最后選用前脫乙烷后加氫的方法進行分離精制得到乙烯、丙烯。 裂解氣的分離精制工段現(xiàn)工業(yè)應用上也已經非常成熟、高效。裂解氣進入分離工段的主要是C1~C5混合氣體，混合氣體在水洗塔進行水洗，除去有機雜質；再流入堿洗塔中洗去酸性雜質氣體；為避免水對之后分離過程的影響，需將氣體干燥；干燥后的氣體經過壓縮、制冷流入脫乙烷塔系統(tǒng)，分離出C3~C5和C2以下產品；C2

7、及以下產品進入脫甲烷塔分離出甲烷和C2產品；C2產品脫炔后進入乙烯精餾塔，分離出聚合級乙烯；C3~C5產品進入脫丙烷塔分離出C3和C4及以上產品，C4及以上產品進入脫丁烷塔得到C4，C3脫炔后進入丙烯精餾塔分離出聚合級丙烯產品。 第二章 工藝設計方案 2.1概述 石腦油制乙烯丙烯主要分為石腦油裂解及預分離工段和裂解氣分離工段。 目前全世界乙烯主要以石腦油（或乙烷）為原料，采用蒸汽熱裂解技術（在800℃左右的溫度下）生產，其產量超過總產量的90%。催化裂解同蒸汽裂解相比，該過程反應溫度比標準裂解反應約低50~200℃，因此比普通蒸汽裂解能耗少，裂解爐管內壁結焦速率將會降低，從而可延長

8、操作周期，增加爐管壽命；二氧化碳排放也會降低，并可靈活調整產品結構，可增加乙烯和丙烯的總收率，乙烯生產成本大幅度降低。 2.2石腦油裂解工藝現(xiàn)狀 （一）日本共同研究集團裂解工藝 日本通產省工業(yè)技術院推進新陽光計劃，其中經5年官民集中共同研究的“下世紀化學工藝技術開發(fā)”項目中，由日本化學工業(yè)協(xié)會與工業(yè)技術院物質工學工業(yè)技術研究所組成的共同研究集團，開發(fā)成功了生產乙烯、丙烯的石腦油催化裂解工藝，可實現(xiàn)大幅度節(jié)能和降低環(huán)境負荷，并可按乙烯、丙烯供需變化靈活控制烯烴生成比例。 共同研究集團（日本化學工業(yè)協(xié)會方面參加的企業(yè)有出光石油化學、東燃化學、日本石油化學、丸善石油化學等）為了證實催化裂解工

9、藝的競爭力,進行了石腦油日處理能力3000t 規(guī)模的可行性研究。該工藝采用固定床，因裂解溫度下降,可大幅節(jié)能,乙烯和丙烯收率60%，大大超過目標值57%。采用這種固定床型催化裂解工藝，不僅可節(jié)能20%，減少CO2排放20%，而且由于與現(xiàn)行蒸汽轉化爐的結構類似，現(xiàn)行工藝經改造和后續(xù)工序作若干改造即可使用, 證實有助于石化產業(yè)強化競爭能力，可望實現(xiàn)新工藝的工業(yè)化。 石腦油經蒸汽熱解生產乙烯、丙烯，其設備大型化和節(jié)能工藝開發(fā)有一定限度，但為了提高石化產業(yè)的國際競爭能力和實現(xiàn)削減CO2排放的中長期目標，能耗占石化工業(yè)40%的石腦油裂解爐的節(jié)能和削減CO2排放的工藝開發(fā)又是最重要的課題。共同研究集團的

10、催化裂解工藝，裂解溫度比現(xiàn)行蒸汽裂解的820℃約低100℃。同時，對以沸石為中心的固體酸等催化劑以及烴的催化裂解反應進行了廣泛研究。 結果顯示，沸石系統(tǒng)負載稀土金屬的催化劑，除活性沒有降低、烯烴收率高外，還抑制副產芳烴，特別是負載鑭的沸石(ZSM-25)催化劑，反應溫度650℃(開發(fā)目標為750℃)，乙烯和丙烯收率61%(開發(fā)目標57%)，顯示良好的裂解特性。另外，乙烯和丙烯組成比0.7，比現(xiàn)行熱裂解的丙烯收率高。共同研究集團的催化劑添加10%鑭可抑制芳烴生成，從而增加乙烯、丙烯收率。這種催化劑再添加2%的磷，由于擔體中氧化鋁與磷的相互作用抑制了脫鋁，因此反復使用性能不衰減，活性高，壽命長。

11、 （二）韓國LG石化公司裂解工藝 LG石化公司（Seoul）開發(fā)了石腦油催化裂解新工藝，與傳統(tǒng)的蒸汽裂解工藝相比，該工藝可大大提高烯烴產率。采用該技術可提高乙烯產率20%，提高丙烯產率10%?，F(xiàn)有裂解裝置稍加改進就可使用這一工藝。 該工藝使用含特定金屬氧化物的專用催化劑，工藝過程在比標準的反應溫度低50~100℃下操作，因此與常規(guī)蒸氣裂解相比，耗能大大減少，裂解爐管內結焦速率也將下降，可延長連續(xù)運行時間和爐管壽命，同時，CO2排放也較少。 LG公司正在韓國麗川一套30萬美元的中型裝置上進行試驗。該公司在麗川的乙烯生產能力為75萬t/a，在2003年使麗川一臺裂解爐采用該技術。烯烴產能增

12、加和運行費用的降低，將使年現(xiàn)金流通費用增加約1500萬美元。長期以來，人們期望開發(fā)工業(yè)化催化工藝過程用于石油原料裂解為輕烯烴，并用于甲烷氧化偶聯(lián)以生產乙烯。 （三）國內傳統(tǒng)石腦油蒸汽裂解工藝 早期的管式裂解爐是沿用石油煉制工業(yè)的加熱爐的結構采用橫置裂解爐管的方箱爐。反應管放置在靠墻內壁處，采用長火焰燒嘴加熱，爐管表面熱強度低，約為85～125MJ/(m2h)。20世紀50年代，裂解爐結構有較大改進，爐管位置由墻壁處移至輻射室中央，并采用短焰?zhèn)缺跓旒訜幔岣吡藸t管表面熱強度和受熱均勻性。熱強度可達210MJ/(m2h)。至60年代，反應管開始由橫置式改為直立吊裝式，這是管式爐的一次重大技術

13、改進。它采用單排管雙面輻射加熱，進一步把爐管表面熱強度提高到約250MJ/(m2h)，并采用多排短焰?zhèn)缺跓?，以提高反應的徑向和軸向溫度分布的均勻性。美國魯姆斯公司短停留時間裂解爐（簡稱SRT爐）是初期立管式裂解爐的典型裝置?，F(xiàn)在世界上大型乙烯裝置多采用立式裂解反應管。 1、反應爐爐型 目前國際上應用較廣的管式裂解爐有短停留時間爐、超選擇性爐、林德-西拉斯爐、超短停留時間爐。 （1）短停留時間爐 魯姆斯公司在60和70年代開發(fā)的爐型（SRT），有三種：即SRT-Ⅰ、SRT-1Ⅱ及SRT-Ⅲ型，其中SRT-Ⅱ又可分為高選擇性（HS）和高生產能力（HC）兩種。SRT-Ⅰ型由等徑管組成；SR

14、T-Ⅱ及SRT-Ⅲ則為前細后粗的變徑管，四股平行進料以強化前期加熱，縮短停留時間和后期降低烴分壓,從而提高選擇性，增加乙烯產率。由于三種反應管采用了不同的管徑及排列方式，其工藝特性差異較大。 SRT型爐是目前世界上大型乙烯裝置中應用最多的爐型。中國的燕山石油化工公司，揚子石油化工公司和齊魯石油化工公司的300kt乙烯生產裝置均采用此種裂解爐。 （2）超選擇性裂解爐 簡稱USC爐。它是美國斯通－韋伯斯特公司在70年代開發(fā)的一種爐型，爐子的基本結構與SRT爐大體相同，但反應管由多組W型變徑管組成，每組四根管,前兩根材質為HK-40，后兩根為HP-40，全部離心澆鑄和內部機械加工平整,管徑由小

15、到大，一般為50～83mm，長為10～20m。按照生產能力的要求，每臺爐可裝16、24或32個管組，裂解產物離開反應管后迅速進入一種專用急冷鍋爐(USX),每兩組反應管配備一個急冷鍋爐。 USC爐的主要技術特性為：①采用多組小口徑管并雙面輻射加熱，爐管比表面較大，加熱均勻且熱強度高，從而實現(xiàn)了0.3s以下的短停留時間。②采用變徑管以降低過程的烴分壓。短的停留時間和低的烴分壓使裂解反應具有良好的選擇性。 USC爐單臺爐子乙烯年生產能力可達40kt。中國大慶石油化工總廠以及世界上很多石油化工廠都采用它來生產乙烯及其聯(lián)產品。 （3）林德－西拉斯裂解爐 簡稱LSCC爐。是林德公司和西拉斯公司在

16、70年代初合作研制而成的一種爐型。爐子的基本結構與SRT爐相似。爐膛中央吊裝構形特殊的反應管，每組反應管是由12根小口徑管（前8根組成4對平列管,后4根組成兩對平列管）以及4根中口徑管（由4根管組成兩對平列管）和一根大口徑管組成，管徑為6～15cm，管總長45～60m。裂解產物離開反應管后立即進入急冷鍋爐驟冷。 LSCC爐反應器的特點是原料入口處為小口徑管雙排雙面輻射加熱，物料能迅速升溫，縮短停留時間，后繼的反應管則為單排雙面輻射，管徑采取逐管增大方式以達到降低烴分壓的目的。物料在反應管中的停留時間為0.2～0.4s。短停留時間和低烴分壓使裂解反應具有較高的選擇性，乙烯產率高。 LSCC裂

17、解爐在工業(yè)上得到一定的應用，單臺爐的乙烯年產量可達70kt。 （4）超短停留時間裂解爐 簡稱USRT爐，或稱毫秒裂解爐。是美國凱洛格公司和日本出光石油化學公司在70年代末共同開發(fā)成功的新型管式裂解爐。爐子由十多根直徑約為2.54cm,長約10m的單根直管并聯(lián)組成。反應管吊在輻射室中央，由底部燒嘴進行雙面輻射加熱。物料由下部進入上部離開并迅速進入專用的USX型急冷鍋爐,每兩根反應管合用一個USX，多個USX合接一個二次急冷鍋爐。裂解過程停留時間可低于100ms,從而顯著提高了反應的選擇性。同傳統(tǒng)的管式裂解爐相比，乙烯相對收率約可提高10％，甲烷和燃料油則有所減少。 USRT爐單臺爐的乙烯年

18、產量為50～60kt。此種爐首次應用于日本出光石油化學公司所屬千葉化工廠的年產300kt乙烯的生產裝置上。中國蘭州石油化學公司也將采用這種裂解爐生產乙烯。 2、反應爐比較 表2.5裂解石腦油時毫秒爐（USRT爐）與傳統(tǒng)爐產品分布比較 產品 傳統(tǒng)管式爐高深度裂解 毫秒爐中深度裂解 H2 1.0 1.0 CH4 17.0 12.8 C2H2 0.7 0.7 C2H4 28.5 29.0 C2H6 3.8 3.2 C3H4 0.6 1.0 C3H6 11.6 15.0 C3H8 0.3 0.4 C4H6 3.7 5.4 C4H8 2

19、.7 4.5 C4H10 0.2 0.2 C5+ 29.9 26.8 合計 100.0 100.0 H/C比（C5+） 1.0 1.16 H2+ CH4 / C2H4 0.631 0.476 C3H6/ C2H4 0.407 0.517 C4H6/ C2H4 0.130 0.186 C2H4+ C3H6+ C4H6 43.8 49.4 乙烯總效率（乙烷循環(huán)） 32.2% 32.2% （四）中國石化股份有限公司催化裂解工藝 一種石腦油催化裂解制乙烯丙烯的方法，以C4-C10烴的石腦油為原料，在反應溫度600-700℃，反應壓力為0.

20、001Mpa~0.5Mpa，反應重量空速為0.1-4小時-1，水/石腦油重量比為1~4：1的條件下，原料通過催化劑床層，反應生成乙烯丙烯，其中所用催化劑為選自ZSM-5和β沸石的共生分子篩、ZSM-5和Y沸石的共生分子篩或其混合物。 中國石化集團公司投資100億美元新建四座1000kt/a石腦油裂解廠，在2007~2010年完成。這些項目分別由上海石化公司在上海漕涇、天津石化在天津、武漢石化在武漢和鎮(zhèn)海煉化公司在寧波建設。據(jù)稱，肯能尋找合作伙伴合資建設，中國石化也可以自己獨立投資建設，除建設乙烯裝置外，每座乙烯廠還建設一系列下游生產裝置。建設這些大型乙烯項目將使天津石化、武漢石化和鎮(zhèn)海煉化公

21、司進入烯烴產品生產行列。 2.3石腦油裂解工藝設計確定 本設計選用的是石腦油蒸汽裂解技術，生成的裂解氣按照前脫乙烷后加氫的分離順序進行分離精制得到產品聚合級乙烯、丙烯。 2.3.1原料及產品指標 表2.1 石腦油原料指標 項目 數(shù)據(jù) 密度（20℃）千克/米 704.6 餾程 初餾程℃ 40 終餾程℃ 160 飽和蒸汽壓（20℃）千帕 50.2 烷烴%（重量%） 65.18 烷烴中正構烷烴%（重量%） >32.5 環(huán)烷烴%（重量%） 28.44 烯烴%（重量%） 0.17 芳烴%（重量%） 6.21 表2.2產品

22、質量指標 產品 含量（mol百分比） 甲烷乙烷含量 丙烯 雜質 聚合級乙烯 99.9％以上 1000ppm以下 250ppm以下 10ppm以下 產品 含量（mol百分比） 丙烷含量 乙烯含量 CO，CO2含量 S含量 聚合級丙烯 99.9％以上 5000ppm以下 50ppm以下 5ppm以下 1ppm以下 2.3.2催化裂解及預分餾工藝 石腦油以31600kg/h進料，裂解溫度達到800℃，管壁溫度達到1000℃。添加水蒸汽為稀釋劑，與石腦油共同進料。 圖2.1石腦油裂解裝置裂解氣預分餾過程示意圖 如圖所示

23、，石腦油裂解裝置中裂解爐出口高溫裂解氣，經急冷換熱器回收熱量后，再經急冷器用急冷油噴淋降溫至220~300℃左右。冷卻后的裂解氣進入油洗塔（或稱預分餾塔），塔頂用裂解汽油噴淋，塔頂溫度控制在100~110℃之間，保證裂解氣中水分從塔頂帶出油洗塔。塔釜溫度則隨裂解原料的不同而控制在不同水平。石腦油裂解時，塔釜溫度大約180~190℃，輕柴油裂解時則可控制在190~200℃左右。塔釜所得燃料油產品，部分經汽提并冷卻后作為裂解燃料油產品。另外部分（成為急冷油）送至稀釋蒸汽系統(tǒng)作為稀釋蒸汽的熱源，回收裂解氣的熱量。經稀釋蒸汽發(fā)生系統(tǒng)冷卻的急冷油，大部分送至急冷器以噴淋高溫裂解氣，少部分急冷油進一步冷卻

24、后作為油洗塔中段回流。 油洗塔塔頂裂解氣進入水洗塔，塔頂用急冷水噴淋，塔頂裂解氣降至40℃左右送入裂解氣壓縮機。塔釜約80℃，在此，可分餾出裂解氣中大部分水分和裂解汽油。塔釜油水混合物經油水分離后，部分水（稱為急冷水）經冷卻后送入水洗塔作為塔頂噴淋，另一部分則送至稀釋蒸汽發(fā)生器發(fā)生蒸汽，供裂解爐使用。油水分離所得裂解汽油餾分，部分送至油洗塔作為塔頂噴淋，另一部分則作為產品采出。 裂解氣中含有CO，CO2，H2S，H2O，C2H2等氣體雜質，來源主要有三方面：一是原料中帶來；二是裂解反應過程生產；三是裂解氣處理過程引入。根據(jù)《化學工藝學》中石腦油裂解氣組成的分析，如下表所示： 表2.3石腦

25、油裂解氣組成 裂解原料 石腦油 轉化率 中深度 組成（體積分數(shù)）/% H2 14.09 CO+ CO2+ H2S 0.32 CH4 26.78 C2H2 0.41 C2H4 26.10 C2H6 5.78 C3H4 0.48 C3H6 10.30 C3H8 0.34 C4 4.85 C5 1.04 C6~204℃餾分 4.53 H2O 4.98 平均相對分子質量 26.83 在裂解和急冷過程中不可避免地會發(fā)生二次反應，最終會結焦，積附在裂解爐管的內壁上和急冷鍋爐換熱管的內壁上。所以需要及時給裂解爐和急冷鍋爐進行清焦。 2.3

26、.3裂解氣分離精制工藝 裂解氣的分離和提純工藝，是以精餾分離的方法完成的。精餾方法要求將組分冷凝為液態(tài)。甲烷和氫氣不容易液化，碳二以上的餾分相對地比較容易液化。因此，裂解氣在除去甲烷、氫氣以后，其它組分的分離就比較容易。所以分離過程的主要矛盾是如何將裂解氣中的甲烷和氫氣先行分離。解決這對矛盾的不同措施，便構成了不同的分離方法。 工業(yè)生產上采用的裂解氣分離方法，主要有深冷分離和油吸收精餾分離兩種。油吸收精制分離的技術經濟指標和產品純度差，現(xiàn)已被淘汰。本設計選用的是深冷分離。深冷分離是在-100℃左右的低溫下，將裂解氣中除了氫和甲烷以外的其它烴類全部冷凝下來。然后利用裂解氣中各種烴類的相對揮發(fā)

27、度不同，在合適的溫度和壓力下，以精餾的方法將各組分分離開來，達到分離的目的。其經濟技術指標先進，產品純度高，分離效果好，但投資較大，流程復雜，動力設備較多，需要大量的耐低溫合金鋼。 圖2.2裂解氣分離精制流程圖 第三章 物料衡算 3.1概述 石腦油裂解年產22.7520萬噸乙烯設計項目，采用毫秒裂解爐反應器反應生成裂解氣、裂解汽油和燃料油。預處理后分離出裂解氣，再對混合裂解氣進行分離，得到產物乙烯和丙烯。整個低碳烯烴生產工藝流程主要由催化裂解預處理過程和烯烴精制兩部分組成，物料的平衡計算側重質量守恒。 3.2物料衡算的原理和基準 物料衡算的理論基礎是質量守恒定理。它是研究

28、某一體系內進出物料量及組成的變化。進行物料衡算時，首先必須確定衡算的體系。對一般體系，均可表示為： （物料的積聚率）=（物料進入率）-（物料流出率）+（反應生成率）-（反應消耗率） 當系統(tǒng)沒有化學反應時，則：（物料的積聚率）=（物料進入率）-（物料流出率） 在穩(wěn)定狀態(tài)下有：（物料進入率）=（物料流出率） 3.3物料衡算 3.3.1石腦油裂解預處理物料 形式 物料 百分含量（質量計%） 物料量kg/h 進料 石腦油 31600kg/h 出料 裂解氣 73.2 23223.88 裂解汽油 15.76 4978.58 燃料油 11.04 3397.54

29、 3.3.2預處理后裂解氣物料 裂解原料 石腦油 轉化率 中深度 裂解氣量 23223.88kg/h或861866.57mol/h 平均相對分子質量 26.83 裂解氣組成（體積分數(shù)）/% 物料量（摩爾質量） H2 14.09 121437 CO+ CO2+ H2S 0.32 2757.97 CH4 26.78 23080.76 C2H2 0.41 3533.63 C2H4 26.10 224947.17 C2H6 5.78 49815.89 C3H4 0.48 4136.96 C3H6 10.30 88772.26

30、C3H8 0.34 2930.35 C4 4.85 41800.53 C5 1.04 8963.41 C6~204℃餾分 4.53 39042.56 H2O 4.98 42920.96 物料流入：31600kg/h 物料流出：23223.88 kg/h+4978.58 kg/h +3397.54kg/h=31600kg/h （物料進入率）=（物料流出率），所以物料守恒。 第四章 熱量衡算 4.1工藝流程和熱量衡算說明 根據(jù)能量守恒定律，進出系統(tǒng)的能量衡算式為： 輸入系統(tǒng)中的能量－從系統(tǒng)輸出的能量＝系統(tǒng)中積累的能量 即： Q－過程的換熱之和，

31、包括與環(huán)境的換熱和與加熱劑或冷卻劑的換熱。 W－輸入系統(tǒng)的總的機械能。 ∑Hout－離開設備的各物料焓之和。 ∑Hin－進入設備的各物料焓之和。 在穩(wěn)定流動中，系統(tǒng)內積累的能量為零。在無機械形式能量的交換時過程所需吸收或放出的熱量等于其焓變。熱量衡算就是對過程進行焓衡算，即： 本熱量平衡計算書以單元設備為衡算對象，考慮下面三種形式的熱量變化過程： （1）有機械能輸入的能量轉化過程，如壓縮機； （2）有化學反應的化學能釋放過程，如甲醇催化裂解反應； （3）只有物理變化的單純的焓變過程，如汽化、冷凝和閃蒸等。 通過對主要單元設備進行衡算之后，再對全系統(tǒng)進行熱量衡算，以便說明整

32、個工藝流程中熱量的變化和利用情況，為公用工程的配置提供設計依據(jù)。 第五章 設備選型 5.1反應器設計 管式爐裂解技術的反應設備是裂解爐，它既是乙烯裝置的核心，又是挖掘節(jié)能潛力的關鍵設備。 5.1.1裂解過程對管式爐的要求 對一個性能良好的管式爐來說，主要有以下幾方面的要求： 1、適應多種原料的靈活性 所謂靈活性是指同一臺裂解爐可以裂解多種石油烴原料。 2、爐管熱強度高，爐子熱效率高 由于原料升溫，轉化率增長快，需要大量吸熱，所以要求熱強度大，管徑小可使比表面積增大，可滿足要求；燃料燃燒除提供裂解反應所需的有效總熱負荷外，還有散熱損失、化學不完全燃燒

33、損失、排煙損失等，損失越少，則爐子熱效率越高。 3、爐膛溫度分布均勻 其目的是消除爐管局部過熱所導致的局部結焦，達到操作可靠、運轉連續(xù)、延長爐管壽命。 4、生產能力大 裂解爐的生產能力一般以每臺裂解爐每年生產的乙烯量來表示。為了適應乙烯裝置向大型化發(fā)展的趨勢，各乙烯技術專利商紛紛推出大型裂解爐。裂解爐大型化減少了各裂解裝置所需的爐子數(shù)量，一方面降低了單位乙烯投資費用，減少了占地面積；另一方面，裂解爐臺數(shù)減少，使散熱損失下降，節(jié)約了能量，方便了設備操作、管理，降低了乙烯的生產成本、維修等費用。目前運行的單臺氣體裂解爐最大生產能力已達到21萬噸，單臺液體裂解爐最大生產能力達到18～20萬噸

34、。 5、運轉周期長 裂解反應不可避免地總有一定數(shù)量的焦炭沉積在爐管管壁和急冷設備管壁上。當爐內管壁溫度和壓力降達到允許的極限范圍值時，必須停爐進行清焦。裂解爐投料后，其連續(xù)運轉操作時間，稱為運轉周期，一般以天數(shù)表示。所以，減緩結焦速度，延長爐子運轉周期，同樣是考核一臺裂解爐性能的主要指標。 5.2換熱器的設計選型 5.2.1概述 換熱器的種類很多，按熱量交換原理和方式，可以分為混合式、蓄熱式和間壁式三種。本設計使用間壁式換熱器。而間壁式換熱器又包括管殼式、管式、板式、液模式等換熱器。我們主要選用管殼式換熱器。 5.2.2選型范例 下面本設計組以反應工段的換熱器為例做一詳細的選型說

35、明。下面本設計組以反應工段的換熱器為例做一詳細的選型說明。 （1）計算定性溫度、確定物理常數(shù) 表5.2.1 物性表 項目 管程 殼程 定性溫度 物理常數(shù) （在定性溫度） 注：， 表中物料的物性數(shù)據(jù)通過熱量守恒處理以及《化工工藝設計手冊》中得到； （2）初設總傳熱系數(shù) （3）計算對數(shù)平均溫差 熱流體 536.7℃477.8℃ 冷流體 100℃180℃ （4）計算所需傳熱面積A,確定換熱器參數(shù) 參考化工原理（天津大學出版）確定換熱器的參數(shù)： 管子為正方形排列 管長，管程數(shù)N=2，管數(shù)為Nt=160，

36、傳熱面積，公稱直徑DN=480mm。 （5）對總傳熱系數(shù)進行校核 a. 計算傳熱膜系數(shù) 對于管程： 對殼程： 取換熱器列管中心距t=32mm 當量直徑 流體通過管間最大截面積為： 假定 b. 計算總傳熱系數(shù)K 從換熱器設計手冊（錢頌文 主編）查得污垢系數(shù)： 冷卻管子為鋼管其導熱系數(shù)，而其壁厚 所以總傳熱系數(shù)： 所以選取的值符合設計要求。 （6）壓力降的計算（參考化工工藝設計手冊 第三版上冊） 對于管程： 管程壓強降 管程

37、流通面積 管內流速為： 設管壁的粗糙度為0.1mm,則,則查得 所以 對于殼程： 管子為正方形錯列,取F=0.4 取折流板間距h=0.15m 擋板數(shù) 所以 管程和殼程壓強降均符合題設要求 表5.2.2 換熱器計算結果 項目 參數(shù) 殼程 單殼程 管程 雙管程 殼內徑 480 mm 管數(shù) 160根 排布方式 正三角形 管間距 32

38、 mm 管內徑 20 mm 管外徑 25 mm 熱負荷 10.9913 MMcal/h 需換熱面積 51.2966 m2 實際換熱面積 42.1327 m2 平均傳熱系數(shù) 194.7 kcal/h .m2. K 對數(shù)平均溫差 367.1552 ℃ 殼壓降 789.6 Pa 管壓降 1203.9 Pa 傳質單元數(shù) 0.2178 裕量 21.75% 根據(jù)以上數(shù)據(jù)，查閱《化工工藝手冊》，選取換熱器，經過調試，滿足壓降要求和15～30%的裕量及冷卻水出口溫度規(guī)則，最后選用浮頭式換熱器，型號FA450-52-25-2。 5.3塔設備設計 5.3.1概述

39、 塔有板式塔和填料塔兩大類，兩者均可以用作蒸餾、吸收等氣液傳質過程，但各有優(yōu)缺點，要根據(jù)具體情況進行選擇。 5.3.2塔型選用原則 （1）填料塔的優(yōu)勢 a. 小直徑塔費用低，便于安裝； b. 壓降較小，適合于要求壓降較小的場合； c. 在難分離的場合可以降低塔高； d. 用于腐蝕嚴重的場合； e. 適合于發(fā)泡物系； f. 用于間歇精餾，因為填料塔的持液量低。 （2）板式塔的優(yōu)勢 a. 對于大直徑塔設備費用低； b. 不易堵塞，且易清理； c. 適合大液量操作，因為板式塔氣流為錯流，流量增大對氣體負荷影響小； d. 適合于中間內部換熱，側線出料多的場合。 5.3.4

40、分離塔的設計 塔的設計主要以脫甲烷塔為計算范例進行設計。 脫甲烷塔的作用是通過混合液揮發(fā)度的不同將甲烷與C2、C3分離開來。設計此塔時，希望它能滿足如下設計要求： a. 生產能力大，即氣液處理量大； b. 分離效率高，氣液接觸充分； c. 操作穩(wěn)定，保持高的分離效率； d. 流體流動阻力小，及氣液通過每層塔板的壓降?。? e. 結構簡單可靠，制造安裝容易，設備投資小。 （1）塔板選型 a. 板式塔塔板種類 根據(jù)塔板上氣、液兩相的相對流動狀態(tài)，板式塔分為穿流式和溢流式。目前板式塔大多采用溢流式塔板。穿流式塔板操作不穩(wěn)定，很少使用。 b. 各種塔板性能比較 工業(yè)上需分離的

41、物料及其操作條件多種多樣，為了適應各種不同的操作要求，迄今已開發(fā)和使用的塔板類型繁多。這些塔板各有各的特點和使用體系，我們將幾種主要塔板的性能比較列表如下： 表5.3.1 幾種主要塔板的性能比較 塔板類型 優(yōu)點 缺點 適用場合 泡罩板 較成熟、操作穩(wěn)定 結構復雜、造價高、塔板阻力大、處理能力小 特別容易堵塞的物系 浮閥板 效率高、操作范圍寬 浮閥易脫落 分離要求高、負荷 變化大 篩板 結構簡單、造價低、塔板效率高 易堵塞、操作彈性較小 分離要求高、塔板數(shù)較多 舌型板 結構簡單、塔板阻力小 操作彈性窄、效率低 分離要求較低的 閃蒸塔 浮動噴射板

42、 壓降小、處理量大 浮板易脫落、效率較低 浮板易脫落、效率較低 下表給出了幾種主要塔板性能的量化比較： 表5.3.2 幾種主要塔板性能的量化比較 塔板類型 塔板效率 處理能力 操作彈性 壓降 結構 泡罩板 1.0 1.0 5 1 復雜 浮閥板 1.2~1.4 1.4 3 0.5 簡單 篩板 1.2~1.3 1.5 9 0.6 一般 舌型板 1.1~1.2 1.5 3 0.8 簡單 （2）基本數(shù)據(jù) 表5.3.3 數(shù)據(jù)表 塔板 編號 氣相體積流量cum/h 液相體積流流cum/h 氣相密度kg/cum 液相密度

43、kg/cum 液相表面張力dyne/cm 液相粘度cp 1 482.4715 26.0962 30.0282 554.9378 17.1117 0.1206 2 518.5388 25.694 31.7322 478.3581 10.1991 0.07261 3 545.1864 29.2124 32.2437 459.2358 8.7543 0.06834 4 549.2259 29.7655 32.3393 456.842 8.5529 0.06831 5 549.9129 29.8365 32.3421 456.550

44、8 8.5196 0.06836 6 550.2073 29.7576 32.275 456.8406 8.5147 0.06844 7 550.9003 29.3434 31.9775 458.4664 8.519 0.06875 8 551.516 27.8539 31.0486 465.2981 8.521 0.0701 9 2077.446 379.0409 31.9201 484.5984 8.749 0.07458 10 2218.81 395.8869 32.3234 477.6359 8.2931 0.0

45、7311 11 2263.467 401.4327 32.5012 475.6356 8.1467 0.07296 12 2279.657 403.4955 32.5801 474.9542 8.0919 0.07298 13 2286.219 404.3395 32.6152 474.6895 8.0693 0.073 14 2289.024 404.6902 32.6291 474.5832 8.0595 0.07302 15 2290.174 404.7536 32.6239 474.572 8.0546 0.0730

46、4 16 2289.492 404.1587 32.5506 474.8004 8.0495 0.0731 17 2284.526 400.7282 32.1819 476.3593 8.0659 0.0735 18 2284.526 242.4697 32.1819 484.0618 7.9148 0.07567 由于各塔板的數(shù)據(jù)有一定的差異，故求出其平均值。 表5.3.4 計算結果 氣相體積流量cum/h 液相體積流流cum/h 氣相密度kg/cum 液相密度kg/cum 液相表面張力dyne/cm 液相粘度cp 平均值 1

47、492.294 226.0309 32.11633 475.4678 8.899256 0.074471 （3）塔徑 令HT=0.55m，hL=0.07m，則 HT - hL=0.48m 查《化工工藝設計手冊》泛點關聯(lián)圖得：C20=0.055 則C=C20=0.055 取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為 所以塔徑 圓整后取D=2.0m。 （4）塔徑的初步核算 ①降液管及流型選擇 降液管主要有弓形、圓形和矩形三種。目前多采用弓形，因其結構簡單，特別適合于塔徑較大的場合。 液體在塔板上的流動路徑是由降液管的布置方式決定的。常用的布置方式有以下幾種形式：U

48、型流、單溢流、雙溢流、多溢流。下表列出了溢流類型、塔徑、液體負荷之間的經驗數(shù)據(jù)。 表5.3.5 液體負荷與溢流類型的關系 塔徑 cum/h 液體流量 cum/h U型流 單溢流 雙溢流 1000 <7 <45 1400 <9 <70 1600 <9 <80 2000 <11 <90 90-160 3000 <11 <110 110-200 由于脫丙烷塔的液相負荷為1538.23cum/h，已超出相應塔徑雙溢流型塔板的液相負荷，為此我們在雙溢流的基礎上對塔板結構作了進一步改進： a. 加大了外堰長，?。ㄒ话愣噪p溢流型）； b. 選

49、用凹型受液盤。 （注：這里及下面的所提到堰均指偶數(shù)板的堰，即降液管在兩側的堰） ②霧沫夾帶 查手冊得， ③停留時間 s>5s， 綜上，塔徑D=2.0m是合適的。 （5）溢流裝置設計 a. 溢流堰長 b. 溢流堰高度 hw 選用平直堰，近似取，則 堰上液層高度 取板上清液層高度 故，圓整后取 所以板上清液層高度 c. 弓形降液管寬度與降液管面積 有=0.75查手冊得 故兩側弓形降液管管寬 兩側降液管的面積 為使中間降液管的面積’等于兩側降液管面積之和， 經計算中間降液管的管寬 故降液管設計合理 d. 降液管底隙高度

50、 e. 液面梯度 平均溢流寬度 液體流道長度 鼓泡層高度 液面梯度 （6）塔板布置 a. 塔板的分塊 因,故塔板采用分塊式。查表得，塔板分為三塊 （2）邊緣區(qū)寬確定 取 b. 孔布置 篩孔按正三角形排列，取篩孔直徑 ，，則t=17.5m 查圖得開孔率 根據(jù)雙溢流型開孔區(qū)面積計算公式 所以開孔面積 所以篩孔數(shù) （7）塔板壓降 a. 干板阻力hc計算 取板厚 ，則 ，查得C0=0.85，所以 取，，可忽略不計。 所以氣體通過塔板的總壓降 氣體通過每層塔板的壓降 （8）霧沫夾帶 （合格） （9）液泛液校核

51、 取，<,故不會發(fā)生液泛。 （10）塔板負荷性能圖 a. 液漏線 由，，，， 得 b. 霧沫夾帶線 以kg液/kg氣為限，求關系如下： 由 ， 故 整理得 c. 液相負荷下限 根據(jù)平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準。 取,則 d. 液相負荷上限 以作為液體在降液管中停留時間的下限，由式 得 e. 液泛線 令 由 ，，， 聯(lián)立得 忽略,將與，與，與的關系式代入上式，并整理得 式中 ， ， 將有關數(shù)據(jù)代入，得

52、故 或 圖5.1塔板負荷性能圖 （11）塔高 a. 塔頂空間高度 b. 最后一塊板到塔底高度 進氣管頂部到最后一塊板的距離 進氣管管徑 進氣管底部到塔釜液面的距離 為保證塔底有1min的液體儲量 所以 c. 群座高度 d. 封頭高度 e. 開人孔處增加的高度 每四塊板開一人孔，共需開4個人孔，開人孔處塔板間距為0.8m。 故需增加高度 所以 塔高H= （12）脫甲烷塔的機械設計 ① 塔體選材 脫甲烷塔的操作壓力為1.8MPa,操作溫度在-90℃左右，介質的腐蝕性不是很強，故綜合考慮決定選用低合金鋼板16MnR。 ② 塔體壁厚計算 a

53、. 塔筒體壁厚計算 查得低合金鋼板16MnR 在 -90℃的許用應力： 焊縫系數(shù) 設計壓力 取 則 考慮到塔的質量載荷、風載荷及地震載荷，圓整取塔筒體壁厚 b. 封頭壁厚計算 采用標準橢圓形封頭，則 圓整取與筒體相同的厚度即 c. 確定裙座壁厚 裙座取與筒體、封頭相同的厚度即 （13）接管設計 a. 氣流管 塔頂出料上升氣體及塔釜進料氣體速度均取20m/s 塔頂上升氣流管 選取φ1007的焊接碳鋼管，實際流速為17.07m/s。 塔釜進料氣管 選取φ2007的焊接碳鋼管，實際流速為13.20m/s。 b. 液流管 進出料流速均取2.5

54、m/s。 進料管 選取φ2005的無縫碳鋼管，實際流速為2.00m/s。 塔釜出料管 選取φ1005的無縫碳鋼管，實際流速為0.9233m/s。 5.3.5塔設計結果 a. 脫甲烷塔設計 通過脫丙烷系統(tǒng)分離出來的C3及以下產品進入脫甲烷塔。通過混合物系揮發(fā)度的不同從甲烷和C2、C3的混合物中分離開出C2、C3產品。塔參數(shù)設計如下： 表5.3.6 脫甲烷塔參數(shù)設計 項目 規(guī)格 塔徑D 2000mm 塔高H 17.55m 塔截面積A T 3.14m2 塔板間距H T 550mm 塔板厚度δ 4mm 浮閥型式 F-1型浮閥 開孔率 14.1

55、% 閥孔直徑d0 5mm 閥孔數(shù)目 6872 閥孔總面積A0 0.1349m2 閥孔動能因子F0 10kg0.5.m0.5.s-1 孔中心距t 17.5mm 塔板形式 雙溢流型 堰長l w 1560mm 堰高h w 54mm 管寬W d1 338mm 管寬W d2 352mm 降液管面積A f 0.7034 m2 受液盤型式 凹型受液盤 外堰前安定區(qū)W s 100mm 內堰前安定區(qū) 60mm 邊緣區(qū)W c 60mm 堰上液流高度h ow 54mm 板上清液層高度h L 70mm 板上清液層阻力h l 36.5mm 單板壓

56、降h p 37.28mm 干板壓降h c 0.83mmm 降液管內清液層高度H d 178.5mm 液體在降液管內的停留時間θ 6.17s 霧沫夾帶e v 0.000023kg/kg 負荷上限L max 0.0774 m3/s 負荷下限L min 0.00266 m3/s b. 脫乙烷塔設計 經過脫甲烷塔分離出來的C2、C3產品進入脫乙烷塔將C2和C3產品分離開。塔參數(shù)設計如下： 表5.3.7 脫乙烷塔參數(shù)設計 項目 規(guī)格 塔徑D 2800mm 塔高H 20.50m 塔截面積A T 6.15m2 塔板間距H T 600mm 塔板厚度δ

57、 4mm 開孔率 14.1% 閥孔直徑d0 5mm 閥孔數(shù)目 16506 閥孔總面積A0 0.3239 m2 閥孔動能因子F0 10kg0.5.m0.5.s-1 孔中心距t 17.5mm 塔板形式 雙溢流型 堰長l w 2100mm 堰高h w 60mm 管寬W d1 473mm 管寬W d2 492mm 降液管面積A f 1.3776m2 受液盤型式 凹型受液盤 外堰前安定區(qū)W s 100mm 內堰前安定區(qū) 60mm 邊緣區(qū)W c 60mm 堰上液流高度h ow 10.53mm 板上清液層高度h L 70mm 板上清液

58、層阻力h l 31.74mm 單板壓降h p 51.70mm 干板壓降h c 19.96mmm 降液管內清液層高度H d 144.91mm 液體在降液管內的停留時間θ 12.54s 霧沫夾帶e v 0.000022kg/kg 負荷上限L max 0.02268 m3/s 負荷下限L min 0.001791 m3/s c. 脫丙烷塔設計 反應產物通過水洗干燥后，進入脫丙烷系統(tǒng)，根據(jù)混合物系揮發(fā)度的不同將C4、C5和C2、C3產品分離開。塔參數(shù)設計如下： 表5.3.8 低壓脫丙烷塔設計 項目 規(guī)格 塔徑D 1000mm 塔高H 16.86m 塔

59、截面積A T 0.785m2 塔板間距H T 400mm 塔板厚度δ 4mm 浮閥型式 篩板 開孔率 14.1% 閥孔直徑d0 5mm 閥孔數(shù)目 3164 閥孔總面積A0 0.06209 m2 閥孔動能因子F0 10kg0.5.m0.5.s-1 孔中心距t 17.5mm 塔板形式 單溢流型 堰長l w 700mm 堰高h w 40mm 管寬W d1 165mm 管寬W d2 70.65mm 降液管面積A f 0.07065m2 受液盤型式 凹型受液盤 外堰前安定區(qū)W s 75mm 內堰前安定區(qū)W s’ 50mm 邊緣區(qū)

60、W c 50mm 堰上液流高度h ow 24.12mm 板上清液層高度h L 60mm 板上清液層阻力h l 34.15mm 單板壓降h p 38.01mm 干板壓降h c 3.86mm 降液管內清液層高度H d 124.2mm 液體在降液管內的停留時間θ 5.87s 霧沫夾帶e v 0.0002252kg/kg 負荷上限L max 0.05653 m3/s 負荷下限L min 0.0005071 m3/s 表5.3.9高壓脫丙烷塔設計 項目 規(guī)格 塔徑D 2400mm 塔高H 29.70m 塔截面積A T 4.52m2 塔板間距H

61、 T 550mm 塔板厚度δ 4mm 浮閥型式 篩板 開孔率 14.1% 閥孔直徑d0 5mm 閥孔數(shù)目 21495 閥孔總面積A0 0.4218 m2 閥孔動能因子F0 10kg0.5.m0.5.s-1 孔中心距t 17.5mm 塔板形式 單溢流型 堰長l w 1680mm 堰高h w 40mm 管寬W d1 396mm 管寬W d2 170mm 降液管面積A f 0.4068 m2 受液盤型式 凹型受液盤 外堰前安定區(qū)W s 100mm 內堰前安定區(qū)W s’ 60mm 邊緣區(qū)W c 60mm 堰上液流高度h ow

62、 34.54mm 板上清液層高度h L 70mm 板上清液層阻力h l 33.54mm 單板壓降h p 39.71mm 干板壓降h c 6.165mm 降液管內清液層高度H d 132.6mm 液體在降液管內的停留時間θ 11.30s 霧沫夾帶e v 0.0000897kg/kg 負荷上限L max 0.04475 m3/s 負荷下限L min 0.001433 m3/s d. 乙烯精餾塔 經過脫乙烷塔分離出來的產品（主要為乙烯和乙烷）進入乙烯精餾塔，根據(jù)混合物系的不同揮發(fā)度，分離出聚合級乙烯產品。塔參數(shù)設計如下： 表5.3.10乙烯精餾塔塔設計 項

63、目 規(guī)格 塔徑D 3200mm 塔高H 37.20m 塔截面積A T 8.04m2 塔板間距H T 650mm 塔板厚度δ 5mm 浮閥型式 篩板 開孔率 14.1% 閥孔直徑d0 6mm 閥孔數(shù)目 86202 閥孔總面積A0 0.542 m2 閥孔動能因子F0 10kg0.5.m0.5.s-1 孔中心距t 17.5mm 塔板形式 雙溢流型 堰長l w 2400mm 堰高h w 54mm 管寬W d1 554mm 管寬W d2 532mm 降液管面積A f 1.801 m2 受液盤型式 凹型受液盤 外堰前安定區(qū)W

64、s 100mm 內堰前安定區(qū) 60mm 邊緣區(qū)W c 60mm 堰上液流高度h ow 58mm 板上清液層高度h L 70mm 板上清液層阻力h l 36.5mm 單板壓降h p 37.28mm 干板壓降h c 0.83mm 降液管內清液層高度H d 178.5mm 液體在降液管內的停留時間θ 11.3s 霧沫夾帶e v 0.000056kg/kg 負荷上限L max 0.0774 m3/s 負荷下限L min 0.00266 m3/s e. 丙烯精餾塔 經過脫乙烷塔分離出來的產品（主要為丙烯和丙烷）進入丙烯精餾塔，根據(jù)混合物系的不同揮發(fā)度

65、，分離出聚合級丙烯產品。塔參數(shù)設計如下： 表5.3.11丙烯精餾塔I設計 項目 規(guī)格 塔徑D 2200mm 塔高H 34.10m 塔截面積A T 3.80m2 塔板間距H T 550mm 塔板厚度δ 5mm 浮閥型式 篩板 開孔率 14.1% 閥孔直徑d0 5mm 閥孔數(shù)目 16697 閥孔總面積A0 0.3277 m2 閥孔動能因子F0 10kg0.5.m0.5.s-1 孔中心距t 17.5mm 塔板形式 雙溢流型 堰長l w 1320mm 堰高h w 13.16mm 管寬W d1 125.4mm 管寬W d2 196

66、.9mm 降液管面積A f 0.4331 m2 受液盤型式 凹型受液盤 外堰前安定區(qū)W s 100mm 內堰前安定區(qū) 60mm 邊緣區(qū)W c 60mm 堰上液流高度h ow 46.84mm 板上清液層高度h L 60mm 板上清液層阻力h l 27mm 單板壓降h p 34.66mm 干板壓降h c 7.66mm 降液管內清液層高度H d 118.8mm 液體在降液管內的停留時間θ 5.85s 霧沫夾帶e v 0.001126kg/kg 負荷上限L max 0.04764m3/s 負荷下限L min 0.00266 m3/s 表5.3.12丙烯精餾塔II設計 項目 規(guī)格 塔徑D 4400mm 塔高H 84.60m 塔截面積A T 15.19m2 塔板間距H T 600mm 塔板厚度δ 5mm 浮閥型式 篩板 開孔率 14.1% 閥孔直徑d0 5mm 閥孔數(shù)目 77837 閥孔總面積A0 1.53 m2 閥孔動能因子F0 10kg0.5.m0.5.s-1 孔中心