【正文】 250Y 波紋板填料幾何特性查文獻(xiàn)[10]如下：表 333 250Y 波紋板填料幾何特性型號(hào)比表面積/（ m2/m3）波紋傾角孔隙率 %峰高 /mm250Y250 45176。② 由于其結(jié)構(gòu)緊湊，具有很大的比表面，且填料的結(jié)構(gòu)能促進(jìn)氣、液分布均勻化，使傳質(zhì)效率提高。此種填料的優(yōu)點(diǎn)為：① 壓力降小，生產(chǎn)能力大。波紋填料屬于規(guī)整填料。1= kg/m3LW? 液相黏度 ?WiLX? 28 液相表面張力 103N/m??WiLX?④ 精餾段的物性參數(shù)氣相平均分子量 ??? 液相平均分子量 ?? 氣相密度 ?液相密度 kg/m3??液相黏度 ???????液相表面張力 103N/??LL?⑤ 提餾段的物性參數(shù)氣相平均分子量 kg/kmol???液相平均分子量 kg/kmol??氣相密度 ?液相密度 ??液相黏度 ??????液相表面張力 103N/??LL?⑥ 精餾段流量?RDLkg/?mm3/?Lh?m3/s136.?S???DRVkg/??mm3/?Vh? 29 m3/.?SV⑦ 提餾段流量kmol/.????FLqkg/?mm3/???Lh?m3/s.?S????VFqVkg/????mm3/?m3/s103?S(3) 填料的選取填料是填料塔的核心構(gòu)件，它提供了氣液相接觸傳質(zhì)與換熱的表面，與塔內(nèi)件一起決定了填料塔的性能，填料主要分散裝填料和規(guī)整填料兩大類(lèi)。表 332 塔底物性數(shù)據(jù)表組成ρi(kg/m3)μi(103Pas)σi(103N/m)XFi KFiyFi XFi′甲烷1602 0011 9517乙烯2207 040553.75210270乙烷2203 09492.674244丙烯47082 1.01 2丙烷46085 20.9 36丁烯56525 13520.3445970180 27 氣相平均分子量 kg/kmol?? 液相平均分子量 = 氣相密度 kg/?PT 液相密度 ?iFLF?39。1 = kg/m3液相黏度 ?DiDX?液相表面張力 103N/m?iL?② 進(jìn)料條件下的參數(shù) P=18atm t=45℃該條件下的物性數(shù)據(jù)由文獻(xiàn)[4]和[6] 查得填入下表。表 330 塔頂物性數(shù)據(jù)表組成ρi(kg/m3)μi(103Pa⑶ 物料衡算原料石腦油量：10/%= 萬(wàn)噸/年丙烷產(chǎn)量：%= 萬(wàn)噸/年丙稀產(chǎn)量： %= 萬(wàn)噸/年產(chǎn)量：%= 萬(wàn)噸/年4C 20 輕汽油產(chǎn)量：%= 萬(wàn)噸/年 丙烯精餾塔物料衡算⑴ 物料示意圖 DFWS圖 33 物料示意圖⑵ 計(jì)算條件丙烯純度：≥%（W t%）丙烷在塔頂?shù)膿p失率：%（mol%）丙烯在塔底的損失率：%（mol%）丙烯在塔頂?shù)膿p失率：%（mol%）甲烷在側(cè)線(xiàn)的損失率：%（mol%）丙烯精餾塔為飽和氣體進(jìn)料，其進(jìn)料見(jiàn)表。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。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。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。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)。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。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)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℃。但若橫跨溫度過(guò)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。流程圖見(jiàn)圖。離開(kāi)此罐的氣相的主要部分與從一段來(lái)的補(bǔ)充氫氣一起進(jìn)入循環(huán)壓縮機(jī)的吸入罐 FA757，來(lái)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(lái)的純氣相相結(jié)合返回乙烯裝置或送做燃料氣。在冷卻和部分冷凝前，反應(yīng)器出料先汽化和過(guò)熱液態(tài)的循環(huán)氣混合進(jìn)料。用循環(huán)氣來(lái)緩解導(dǎo)致整個(gè)反應(yīng)器溫升的放熱反應(yīng)。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(guò)熱。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(chǎng)再生。在一段反應(yīng)器中對(duì)雙烯烴、苯乙烯和一小部分現(xiàn)存的烯烴進(jìn)行加氫，通過(guò)循環(huán)部分液態(tài)產(chǎn)品來(lái)控制由放熱反應(yīng)而導(dǎo)致的溫升。② DPG 一段加氫用 GA755 泵將來(lái)自緩沖罐 FA755 的 C6～C 8汽油加壓到反應(yīng)器壓力，同循環(huán)的液體混合充入反應(yīng)器 DC751。來(lái)自脫戊烷塔回流罐 FA751 的 C5產(chǎn)品被泵 GAGA753A/B 打到燃料系統(tǒng)。精餾二段液相產(chǎn)品以生產(chǎn) C6～C 8產(chǎn)品供石油三廠(chǎng)作為芳烴抽提原料。一部分送去作進(jìn)一步處理、余下的被循環(huán)回廢堿洗滌塔塔頂。在氧化反應(yīng)器中，廢堿同空氣混合，廢堿中的硫化鈉在此反應(yīng)器中，在高的壓力( 大約 30kg/)和溫度 (180℃)下，通過(guò)如下的放熱反應(yīng)而被氧化Na2S+2O2=Na2SO4為了維持反應(yīng)溫度，反應(yīng)器被通入高壓蒸汽以增加反應(yīng)熱量。提供一臺(tái)使用丙烯冷劑的開(kāi)工冷凝器 EA605 作為備用。壓縮機(jī)的排氣首先用冷卻水在 EA601 中冷卻，用丙烯冷劑在 EA602 部分脫過(guò)熱。這是一個(gè)三段閉路系統(tǒng)。冷卻水冷卻之前用空冷器降溫。此系統(tǒng)提供四個(gè)制冷級(jí)位：40℃、24℃、7℃和 15℃。DA411 的釜溫度為 56℃，頂溫 50℃。聚合級(jí)丙烯作為塔頂產(chǎn)品被泵 GA410A/B送到產(chǎn)品罐，丙烯作為塔底產(chǎn)品被循環(huán)回裂解爐。丙烯精餾塔把進(jìn)料分離成聚合級(jí)丙烯蒸餾產(chǎn)品和塔底丙烷循環(huán)物流，選擇的塔的壓力，使得回流物料可以用冷卻水在 EA424 中冷凝。此罐罐頂出料被回收到裂解氣壓縮機(jī)，汽提塔塔底物料被直接送到丙烯精餾塔DA4DA411。頂溫 55℃，釜溫 58℃，壓力 。g/g 的 MAPD，最終在丙烯精餾塔 DA4DA411 塔底將其脫除，由于 MAPD濃度關(guān)系，一些第一段的被冷卻的出料被循環(huán)回到第一段以降低這段反應(yīng)器的溫升。按這種方式，在反應(yīng)器再生時(shí)可不中斷正常操作。MAPD 轉(zhuǎn)化器系統(tǒng)包括三個(gè)容器 DC402ABC。這個(gè)部分還包括汽提多余的未反應(yīng)的氫氣和甲烷的設(shè)施。DA405 壓力、頂溫 45℃、釜溫 116℃。脫丁烷的含有混合 C4液態(tài)產(chǎn)品的純塔頂物料被送到儲(chǔ)罐 FB805A/B。來(lái)自 2脫丙烷塔塔頂?shù)囊合喈a(chǎn)品被 1脫丙烷塔塔釜物料在 EA433AB 中預(yù)熱(然后返回到 1脫丙烷塔塔底段)，來(lái)自 2脫丙烷塔塔底的物料，含有 C4和重組分，被送到脫丁烷塔 DA405。壓力 ，再沸器 EA432A/B 所需熱量由低壓蒸汽提供。來(lái)自 1脫丙烷塔塔底的物料被送到 2脫丙烷塔 DA409，來(lái)自凝液汽提塔 DA202 塔底的物料也被送到這個(gè)塔用于回收 C3組分。純凈的塔頂產(chǎn)品用泵送到 MAPD 轉(zhuǎn)化系統(tǒng) DC402A/C。側(cè)線(xiàn)再沸器 EA417 的熱量由急冷水提供，塔底再沸器 EA410 熱量由低壓蒸汽提供。雙塔在不同的壓力下操作。凝液汽提塔 DA202 塔底和脫乙烷塔 DA401 塔底物料是脫丙烷塔 DA40DA409的主進(jìn)料。還提供一個(gè)等量的備用的乙烯產(chǎn)品蒸汽加熱器 EA447。從塔的側(cè)線(xiàn)采出的液態(tài)乙烯產(chǎn)品被直接送到儲(chǔ)罐 FB801A/產(chǎn)品。提供一個(gè)排放氣冷凝器 EA436，以使循環(huán)物流的乙烯含量減至最小。排放氣體中主要是來(lái)自乙炔轉(zhuǎn)化器的過(guò)量氫氣。乙烯精餾塔有兩個(gè)塔底再沸器 EA40EA404 和一個(gè)側(cè)線(xiàn)再沸器 EA603，可以最大限制地回收這個(gè)塔的冷量?？刂凭G油罐溫度 28℃～26℃，綠油吸收罐底含有綠油的液體被循環(huán)送到脫乙烷塔 DA401，所含有的綠油同脫乙烷塔塔底物料一起被送到脫丙烷塔 DA404，最后留在粗裂解汽油中。在加氫過(guò)程中，一小部分乙炔轉(zhuǎn)化成叫綠油的聚合物，這種物質(zhì)妨礙乙烯分餾塔進(jìn)料的正常干燥，這種干燥必須避免結(jié)冰。第一床層的出料被冷卻器 EA443A/B 冷卻進(jìn)入綠油分離罐脫出綠油再同更多的氫氣混合，然后通過(guò)第二個(gè)催化劑床層，進(jìn)料 35℃～93℃，出料47℃～127℃，第二個(gè)床層的出料被 EA443C/D 冷卻再同適當(dāng)量的氫氣混合進(jìn)入第三個(gè)催化劑床層，第三個(gè)床層的出料含有 1181。通過(guò)第一個(gè)催化劑床層，進(jìn)料 35℃～80℃，出料91℃～150℃溫升與進(jìn)料中的氫氣百分含量成正比。在帶有中間冷卻的三床層乙炔轉(zhuǎn)化器 DC401 中，用選擇加氫方式從脫乙烷塔 DA401 塔頂產(chǎn)品中脫除乙炔生成乙烯和乙烷，提供一臺(tái)備用的轉(zhuǎn)化器和中間冷卻器，以便在不間斷連續(xù)操作的條件下進(jìn)行催化劑的再生(用過(guò)熱蒸汽和空氣的混合氣再生)。脫甲烷塔頂物料經(jīng)激冷系統(tǒng)再次加熱(EA214) 用干燥器再生然后被送往燃料氣系統(tǒng)。脫甲烷塔 DA301 塔頂經(jīng)過(guò)冷陷過(guò)熱進(jìn)入甲烷壓縮機(jī)壓縮，出口氣體在激冷系統(tǒng)中經(jīng)過(guò)自身?yè)Q熱和最冷級(jí)乙烯冷劑中冷卻，所得的凝液作為回流。脫甲烷塔的側(cè)線(xiàn)和塔底的再沸器都用裂解氣進(jìn)行加熱(在 EA31EA317)塔底產(chǎn)品首先用乙烯和丙烯冷劑在 EA314X、EA316X 中進(jìn)行二次加熱，然后分成兩股物流。此塔在足夠高的壓力下進(jìn)行操作，以滿(mǎn)足其塔頂產(chǎn)生的甲烷產(chǎn)品，在送到燃料系統(tǒng)之前先用于干燥器再生的要求。少部分用于輸出的氫氣用隔膜壓縮機(jī)壓縮到 51kg/，用于聚乙烯和聚丙烯裝置。氫氣物料被二次加熱，經(jīng)過(guò) DC301 保持進(jìn)料溫度 288℃、出料 313℃，催化甲烷化，氫氣然后在分子篩干燥系統(tǒng) FF301A/B 溫度為 15℃、入口壓力 ，產(chǎn)生的用于脫砷單元 DC10DC102，乙炔轉(zhuǎn)化器 DC401A/B、MAPD 轉(zhuǎn)化器 DC420A/B焦耳湯姆森膨脹系統(tǒng)產(chǎn)生富甲烷液體物流，其在燃料氣壓力下汽化和被重新加熱而提供冷量。尾氣中的氧氣純度大約為70%(mol)。來(lái)自這個(gè)罐的液體在部分汽化后，被直接送到脫甲烷塔 DA301。來(lái)自 1分離罐的裂解氣通過(guò)與尾氣和最冷級(jí)乙烯冷劑(EA312X、EA313)換熱至冷到101℃ ，在 2分離罐 FA305 中形成的凝液被直接送到脫甲烷塔 DA301。⑹ 裂解氣激冷來(lái)自苯洗塔回流罐 FA208 的裂解氣通過(guò)與工藝物料和機(jī)械制冷冷劑交換熱量，經(jīng)過(guò)EA44EA40EA315 、EA30EA30EA3EA31EA311，被逐步冷卻到大約72 ℃。通過(guò)在壓縮機(jī)各段吸入口噴入洗油來(lái)控制壓縮機(jī)的結(jié)垢。來(lái)自壓縮機(jī)第五段吸入罐 FA206 的凝液被送回四段吸入罐 FA205，第四段吸入罐的凝液送回第三段吸入罐 FA204，依此類(lèi)推則被冷凝的液體 (烴和水)排回第二段吸入罐 FA202，在這個(gè)罐中，被冷凝下來(lái)的烴和水送至 FA251，在此把液態(tài)烴和水分離開(kāi)。大部分的輕烴被閃蒸掉，剩下的液體同壓縮機(jī)五段出口來(lái)的烴一起被送到凝液汽提塔 DA202，頂溫應(yīng)保持在 ℃～ ℃，底溫保持在 ℃～℃，在汽提塔中通過(guò)蒸汽加熱再沸器 EA212A/B 加熱汽提出液體中的乙烷和輕組份。干燥后的裂解氣在 15℃時(shí)被送到苯洗塔 DA204 脫除苯，以防止苯在激冷操作溫度下凍結(jié)。第五段排放物 13 由 EA208 被水冷卻，用脫乙烷塔進(jìn)料換熱器 EA210 及開(kāi)工冷卻器 EA209(以丙烯冷劑做補(bǔ)充)，然后在分子篩床層上干燥，提供兩個(gè)干燥器 FF201A/B，當(dāng)一個(gè)干燥器進(jìn)行循環(huán)再生時(shí)另一個(gè)干燥器在流程上使用。在一、二段間有一汽油汽提塔，將二段中的大部分輕組份汽提出來(lái)送至一段吸入罐，余下的重組份送至 FB861.在三段和四段間，裂解氣通過(guò) DA203 堿洗處理以除去在裂解爐中產(chǎn)生的酸性氣體。來(lái)自工藝水汽提塔的塔頂氣相在回急冷塔之前用 EA132 冷卻，液相用急冷油在稀釋蒸汽發(fā)生器中汽化，在 DS 分離罐 FA115 中分離發(fā)生的蒸汽在 EA128 中用中壓蒸汽過(guò)熱，再重返裂解爐中(BA→101～BA106)用作稀釋蒸汽。⑷ 工藝水汽提和稀釋蒸汽發(fā)生來(lái)自急冷系統(tǒng)的被冷凝的稀釋蒸汽在 EA132 中被二次加熱并送到工藝水汽提塔 DA105。急冷水 EA130A/B，EA131A、B、C 冷卻水進(jìn)一步冷卻，急冷塔塔頂物料送至裂解氣壓縮機(jī) GB201。汽油分餾塔塔頂物料進(jìn)入急冷塔，與循環(huán)水直接逆流接觸進(jìn)行冷卻和部分冷凝。從汽油分餾塔側(cè)線(xiàn)采出裂