【文章內(nèi)容簡介】 比例來控制反應(yīng)器入口溫度，此溫度需隨著催化劑的活性下降而逐漸提高。當(dāng)操作溫度范圍達(dá)到上限時(shí)，使用常規(guī)的蒸汽/空氣法對(duì)催化劑進(jìn)行現(xiàn)場再生。用超過反應(yīng)所需要的過剩氫氣來維持反應(yīng)器中氫分壓，未反應(yīng)的氣體同氫氣進(jìn)料中的甲烷和在反應(yīng)器中從液態(tài)產(chǎn)品中分離出來的氫氣氣體一起被送到壓縮機(jī)吸入罐作為二段的補(bǔ)充進(jìn)料。③ DPG二段加氫一段反應(yīng)器的純凈產(chǎn)品被用泵GA756A/B打到足夠的壓力，同循環(huán)氣體混合，使用二段反應(yīng)器出料換熱汽化和在EA759過熱。，進(jìn)料中所存的烯烴被加氫，硫化物轉(zhuǎn)化成烴和H2S。用循環(huán)氣來緩解導(dǎo)致整個(gè)反應(yīng)器溫升的放熱反應(yīng)。催化劑活性隨時(shí)間而降低，需要升高反應(yīng)器入口溫度，當(dāng)操作溫度范圍達(dá)到上限時(shí)，用常規(guī)的蒸汽/空氣方法現(xiàn)場再生催化劑。在冷卻和部分冷凝前，反應(yīng)器出料先汽化和過熱液態(tài)的循環(huán)氣混合進(jìn)料。冷卻后的汽相/液相混合物隨之在高壓閃蒸罐FA756中被分離。離開此罐的氣相的主要部分與從一段來的補(bǔ)充氫氣一起進(jìn)入循環(huán)壓縮機(jī)的吸入罐FA757，來自閃蒸罐的純氣相物料被循環(huán)回乙烯裝置或送做燃料氣，液相被送到汽提塔DA753，在此塔中，包括硫化氫在內(nèi)的最終微量不溶氣作為塔頂產(chǎn)品被脫除，并與高壓閃蒸罐來的純氣相相結(jié)合返回乙烯裝置或送做燃料氣。從汽提塔底部出來的產(chǎn)品預(yù)熱汽提塔進(jìn)料后經(jīng)EA770冷卻至40℃送往FB857。流程圖見圖。(1) 裂解爐操作條件的選擇 ① 物料橫跨溫度提高物料的橫跨溫度有利于降低輻射段熱負(fù)荷。但若橫跨溫度過高以致在對(duì)流段發(fā)生相當(dāng)程度的裂解時(shí)，不僅將增加反應(yīng)的停留時(shí)間，而且可能在對(duì)流段發(fā)生結(jié)焦。通常，將裂解原料的起始裂解反應(yīng)溫度作為裂解該物料的橫跨溫度。當(dāng)乙烷為裂解原料時(shí)，可選用640～680℃為橫跨溫度，但由于裂解爐熱平衡的限制而達(dá)不到所期望的溫度，故本設(shè)計(jì)的橫跨溫度應(yīng)為660℃。② 稀釋蒸汽比增大稀釋蒸汽比可降低爐管內(nèi)的烴分壓，因而有利于裂解的選擇性，并減少裂解過程中的結(jié)焦。但是，增大稀釋蒸汽比將增大裂解爐的熱負(fù)荷，不僅增加燃料消耗量，而且在相同裂解原料進(jìn)量的情況下，增大了輻射管的熱強(qiáng)度。當(dāng)輕質(zhì)原料裂解時(shí)，～。③ 裂解爐出口溫度為保證烯烴的收率，必須保證一定的裂解深度條件下，應(yīng)力求短的停留時(shí)間和低的烴分壓。因此，提高裂解的選擇性對(duì)于已建成的裂解爐而言，其輻射管結(jié)構(gòu)尺寸已經(jīng)確定。此時(shí)若進(jìn)料量一定時(shí)，則裂解爐出口溫度成為控制裂解深度的主要操作參數(shù)。本次設(shè)計(jì)的管式裂解爐，在裂解原料為乙烷的情況下，裂解深度為50%時(shí)，爐出口溫度控制在830～840℃，本設(shè)計(jì)的爐出口溫度為840℃。④ 廢熱鍋爐出口溫度從抑制二次反應(yīng)和回收熱量的角度考慮，希望廢熱鍋爐出口的裂解氣溫度盡可能低。但是，由于裂解氣冷卻過程中將在廢熱鍋爐中形成結(jié)焦，不論在清潔管的情況下廢熱鍋爐出口裂解氣溫度降到什么程度，隨運(yùn)轉(zhuǎn)時(shí)間的延長，廢熱鍋爐出口裂解氣溫度將開至某一溫度才趨于平穩(wěn)。由于裂解原料、深度和選擇性的不同，廢熱鍋爐運(yùn)轉(zhuǎn)末期的出口溫度將被限制在不同的水平。當(dāng)裂解原料為乙烷時(shí)，廢熱鍋爐初期出口溫度控制在320～340℃，終期出口溫度控制在380～420℃。根據(jù)以上一系列的影響因數(shù)，同時(shí)結(jié)合了本次設(shè)計(jì)的乙烷裂解爐的基本參數(shù)，可以確定工藝條件如下表：表22 工藝條件工藝條件項(xiàng)目單位指標(biāo)物料橫跨溫度℃660稀釋蒸汽比裂解爐出口溫度℃840廢熱鍋爐出口溫度℃420(2) 丙烯精餾塔操作條件的選擇丙烯精餾塔工藝條件參數(shù)如下表。表24 丙烯精餾塔工藝條件參數(shù)工藝條件項(xiàng)目單位指標(biāo)塔頂壓力MPa塔頂溫度℃40塔底壓力MPa塔底溫度℃51側(cè)線壓力MPa側(cè)線溫度℃43第二章 工藝流程設(shè)計(jì) 工藝流程設(shè)計(jì)是工藝設(shè)計(jì)的核心，在整個(gè)設(shè)計(jì)中，設(shè)備選型、工藝計(jì)算、設(shè)備布置等工作都與工藝流程有直接關(guān)系。只有流程確定后，其他各項(xiàng)工作才能展開，工藝流程設(shè)計(jì)影響各個(gè)方面，而各個(gè)方面的變化又反過來影響工藝流程的設(shè)計(jì)，設(shè)計(jì)使工藝流程發(fā)生較大的變化。 工藝方案表21 原料組成表序號(hào)原料組分質(zhì)量分?jǐn)?shù)，m%1甲烷2乙烷3乙烯4丙烷5丙烯6丁烯合計(jì) (1)幾種設(shè)計(jì)方案 方案一 方案二 方案三根據(jù)以下原則，來選擇最佳方案： 　　。 　　。 　　 。 　　 。(2)生產(chǎn)方案的確定 圖21 方案流程圖優(yōu)點(diǎn)：進(jìn)料中含量多的組分提前分離，減少了后續(xù)塔的流率及再沸器的熱負(fù)荷，節(jié)約能耗和設(shè)備費(fèi)用，同時(shí)分離很高回收率的組分的塔放在了塔序的最后，這時(shí)非關(guān)鍵組分減少了，使得塔徑減小，進(jìn)而減少了設(shè)備費(fèi)用。缺點(diǎn)：需要的塔較多，因乙烯、乙烷，丙烯、丙烷相對(duì)揮發(fā)度較小，所以分離乙烯與乙烷的塔，分離丙烷與丙烯的塔的塔徑較小，塔高比較高。塔的造價(jià)高。 第三章 物料衡算簡捷計(jì)算主要步驟：一．假設(shè)滿足清晰分割，進(jìn)行初步物料衡算二．確定塔的操作壓力及溫度三．確定、四．確定適宜回流比R五．板式塔還需計(jì)算全塔效率及實(shí)際板數(shù) 六．確定進(jìn)料位置 原始數(shù)據(jù)的獲得，每年按開工8000小時(shí)計(jì)算，則流量為16000kg/h。各組分原始數(shù)據(jù)表如下：表31 原料各組分性質(zhì)及原料數(shù)據(jù)匯總編號(hào)組分M摩爾流量kmol/h摩爾分?jǐn)?shù)mol%質(zhì)量流量kg/h質(zhì)量分?jǐn)?shù)m%1 甲烷2乙烯58003乙烷4丙烯5丙烷6丁烯合計(jì)10016000100 塔T101物料衡算 T101清晰分割物料衡算令乙烷為輕關(guān)鍵組分，丙烯為重關(guān)鍵組分，回收率均為99%，假設(shè)清晰分割，則得下面表格： 表32 T101清晰分割物料衡算表組分甲烷乙烯乙烷丙烯丙烷丁烯合計(jì)進(jìn)料質(zhì)量流量kg/h580016000質(zhì)量分?jǐn)?shù)m%100摩爾流量kmol/h摩爾分?jǐn)?shù)mol%100塔頂餾出液質(zhì)量流量kg/h5800質(zhì)量分?jǐn)?shù)m%100摩爾流量kmol/h摩爾分?jǐn)?shù)mol%100塔釜餾出液質(zhì)量流量kg/h質(zhì)量分?jǐn)?shù)m%100摩爾流量kmol/h摩爾分?jǐn)?shù)mol%100 確定塔的操作壓力及溫度 確定回流罐壓力 取=40℃，塔頂采用冷凝器，查得40℃下，塔頂各組分的飽和蒸汽壓，由=/P及泡點(diǎn)方程[2] =1可得：=。 表33 T101回流罐各組分基本數(shù)據(jù)組分甲烷乙烯乙烷丙烯Pi，atm ==。采用加壓操作。管線壓力=。則塔頂壓力=+=采用板式塔，設(shè)塔板數(shù)Np=30塊，單板壓降 △P ==+ △P = 計(jì)算塔頂、塔底溫度(1)求塔頂溫度用露點(diǎn)方程=1試差求得，其中，= /。由《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)》查得，其中塔頂與回流罐中的近似相同。表34 T101塔頂溫度基本數(shù)據(jù)溫度組分甲烷乙烯乙烷丙烯52℃52℃53℃所以，塔頂溫度取53℃。(2)求塔底溫度TW由前面計(jì)算可知，=，用泡點(diǎn)方程進(jìn)行驗(yàn)證。 表35 T101塔底各組分基本數(shù)據(jù)組分乙烷丙烯丙烷丁烯150℃153℃152℃ 所以，=152℃。 計(jì)算T101的Nm以重關(guān)鍵組分丙烯為基準(zhǔn)，則有= / 表36 T101各組分相對(duì)揮發(fā)度表溫度組分甲烷乙烯乙烷丙烯丙烷 丁烷53℃ 1 152℃11.03632由表36可知，輕關(guān)鍵組分乙烷的=。由Fensk公式：Nm= （31）（上式中Nm包括再沸器） 確定最小回流比由Underwood[3]公式： (31) (32)取飽和液相進(jìn)料q=1，由式（32）來試算θ的值，示例列于表311：表37 T101確定θ基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表組分進(jìn)料組成，mol%θ=甲烷乙烯乙烷丙烯丙烷丁烯合計(jì)100由表37得到，當(dāng)θ=，將θ=（31），計(jì)算得=。 確定最適宜的回流比 表38 T101求適宜的R及N計(jì)算數(shù)據(jù)表R/RmRXYNN（R+1）以R/Rm為x軸，N（R+1）為y軸作圖可得：圖31 T101最小回流比示意圖由《化工分離工程》7071頁的吉利蘭圖，由圖31得，當(dāng)R/Rm=，R= ，= 全塔效率及確定實(shí)際塔板數(shù) 全塔效率平均溫度T==℃查《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè)》得到各組分粘度[4]如下表：表39T201各組分粘度表組分甲烷乙烯乙烷丙烯丙烷丁烯,cP s%則由奧康奈爾法： 乙烷=，則全塔效率== 實(shí)際塔板數(shù)的確定 =/=29,假設(shè)塔板數(shù)為N=30塊塔板，所以在誤差范圍內(nèi)，假設(shè)合理。 確定進(jìn)料位置 根據(jù)芬斯克方程可得：代入數(shù)據(jù)，得到=，=。經(jīng)過圓整，=16，=14，所以，進(jìn)料位置在第16塊板。 進(jìn)料溫度及壓力的確定=+=+16=。利用泡點(diǎn)方程試差法=，求。其中[5]由《化學(xué)化工物性手冊(cè)》查得。 進(jìn)料溫度的確定已知=，利用泡點(diǎn)方程試差法=，求 表310T101進(jìn)料溫度基本數(shù)據(jù)組分甲烷乙烯乙烷丙烯丙烷丁烯合計(jì)，%100Pi（60℃）=Pi（65℃）=所以，進(jìn)料溫度=65℃。 塔T201清晰分割物料平衡 塔T201清晰分割物料衡算 表311T201清晰分割物料平衡表組分乙烷丙烯丙烷丁烯合計(jì)進(jìn)料質(zhì)量流量kg/h質(zhì)量分?jǐn)?shù)m%100摩爾流量kmol/h摩爾分?jǐn)?shù)100塔頂餾出液質(zhì)量流量kg/h質(zhì)量分?jǐn)?shù)m%100摩爾流量kmol/h摩爾分?jǐn)?shù)mol%100塔釜餾出液質(zhì)量流量kg/h質(zhì)量分?jǐn)?shù)m%100摩爾流量kmol/h摩爾分?jǐn)?shù)mol% 確定塔的操作壓力及溫度 確定塔的操作壓力丙烷取=40℃，塔頂采用冷凝器，查得40℃下，塔頂各組分的飽和蒸汽壓，由=/P以及泡點(diǎn)方程=1得=。表312 T201回流罐各組分基本數(shù)據(jù)組分乙烷丙烯丙烷丁烯合計(jì)100，MP=所以=,管線壓力取=，則=+=+=。采用板式塔，設(shè)為Np=28塊塔板，設(shè)單塊塔板壓降為=，則=+Np=+28=。 計(jì)算塔頂、塔底溫度（1）塔頂溫度由前可知，=,應(yīng)用露點(diǎn)方程=1試差，其中，=/，得到表316。表313 T201塔頂溫度基本數(shù)據(jù)組分乙烷丙烯丙烷丁烯0．0059（50℃）（46℃）（43℃）所以，=43℃。（2）塔底溫度由前面計(jì)算知，=，用泡點(diǎn)方程=1，即=進(jìn)行驗(yàn)證，得到表317。 表314 T201塔底溫度基本數(shù)據(jù)組分丙烷丁烯（95℃）3,8338