【正文】 98℃） 所以，=98℃。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℃。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=。 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=。其中[5]由《化學(xué)化工物性手冊(cè)》查得。 進(jìn)料溫度及壓力的確定=+=+16=。 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=，=。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(lái)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=。 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℃。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℃。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，= /。采用加壓操作。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：=。塔的造價(jià)高。(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。 　　 。 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(lái)選擇最佳方案： 　　。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。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℃。但是，由于裂解氣冷卻過(guò)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(zhǎng)，廢熱鍋爐出口裂解氣溫度將開(kāi)至某一溫度才趨于平穩(wěn)。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℃。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。當(dāng)輕質(zhì)原料裂解時(shí)，～。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(guò)程中的結(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。(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。從汽提塔底部出來(lái)的產(chǎn)品預(yù)熱汽提塔進(jìn)料后經(jīng)EA770冷卻至40℃送往FB857。冷卻后的汽相/液相混合物隨之在高壓閃蒸罐FA756中被分離。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(chǎng)再生催化劑。進(jìn)料中所存的烯烴被加氫，硫化物轉(zhuǎn)化成烴和H2S。用超過(guò)反應(yīng)所需要的過(guò)剩氫氣來(lái)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(lái)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。通過(guò)改變冷卻的循環(huán)液體的比例來(lái)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。補(bǔ)充氫氣單獨(dú)充入反應(yīng)器。脫戊烷塔進(jìn)料中所含的水分從塔頂分離并從回流罐的接受器中采出，脫戊烷塔底物流送到DA7752，再沸器用中壓蒸汽，采用負(fù)壓操作，用壓縮來(lái)的丙烯冷卻塔頂不凝氣，循環(huán)塔底物C9餾份用塔底循環(huán)泵送往FB809，塔頂采出C6～C8部分送到FA755，剩余部分送到UFB855。① 脫戊烷塔、脫壬烷塔來(lái)自界區(qū)外的粗裂解汽油送到脫戊烷塔HDA751，在那里C5和較輕組分作為塔頂產(chǎn)品被脫除。⒁ 裂解汽油加氫單元(DPG單元)從C5～200℃裂解汽油中分離出C5餾分，C9～200℃組份，剩下的C6～C8組份，在使用魯姆斯的一段和二段DPG工藝的裂解汽油加氫單元中被加氫。來(lái)自反應(yīng)器頂?shù)姆磻?yīng)完的出料被引入洗滌塔DA236，在塔中富氮惰性氣體放空，塔底液體用泵送出并用冷卻水在EA237中冷卻。⒀ 廢堿處理單元來(lái)自堿洗塔的廢堿首先在FA237中用汽油洗滌，然后貯存在貯罐FB232中，再送進(jìn)氧化反應(yīng)器。出口氣通過(guò)向乙烯精餾塔中沸器EA603提供熱量被進(jìn)一步脫過(guò)熱和冷凝。使用蒸汽透平驅(qū)動(dòng)的離心式壓縮機(jī)GB601。⑿ 乙烯制冷乙烯制冷系統(tǒng)提供三個(gè)冷級(jí):101℃，75℃和63℃。壓縮機(jī)出口排氣在EA501中用冷卻水冷凝。⑾ 丙烯制冷丙烯制冷系統(tǒng)是一個(gè)用蒸汽透平驅(qū)動(dòng)的離心壓縮機(jī)GB501的四段閉路系統(tǒng)。DA410塔釜溫度為52℃，℃。精餾塔再沸器的熱量是由循環(huán)急冷水EA425或EA430(低壓蒸汽)提供的。丙烯精餾塔采用雙塔系統(tǒng)，便于設(shè)備維修和操作。汽提塔塔頂物料用冷卻水在EA422中冷凝送到回流罐。來(lái)自第二段的純凈出料送到甲烷汽提塔DA407，在此汽提出多余的氫氣和甲烷。MAPD物料同氫氣混合，溫度36℃，通過(guò)第一段催化劑床層，來(lái)自第一段的出料由53℃被冷卻至38℃，同更多的氫氣混合，通過(guò)第二段催化劑床層，出料溫度57℃，含有不足5181。兩個(gè)用于正常操作，一個(gè)備用。純脫丙烷塔塔頂液體通過(guò)分子篩干燥器以保證脫除殘留的水垢，被泵送到 MAPD轉(zhuǎn)化系統(tǒng)。⑽ 丙炔、丙二烯加氫和丙烯精餾在這個(gè)部分，C3物流中的MAPD在一個(gè)兩床層的IFP系統(tǒng)中進(jìn)行選擇性加氫，生成丙烷和丙烯。塔底物料同來(lái)自急冷塔的粗汽油相混合，冷卻后做為未處理的裂解汽油產(chǎn)品送到裂解汽油加氫單元。脫丁烷塔用冷卻水在EA414中冷凝，用低壓蒸汽在EA413中再沸。2脫丙烷塔在低壓下操作使塔釜的結(jié)垢達(dá)到最小，2的頂溫42℃、釜溫79℃。2脫丙烷塔塔頂汽化物在EA427被冷卻水和在EA431用丙烯冷凝劑冷凝。釜溫控制在78℃，頂溫40℃。1脫丙烷塔塔底含有的C3組分保持足夠的低溫，以防止過(guò)多的結(jié)垢。含有所產(chǎn)生的大部分C3餾分的脫乙烷塔(DA401)塔底物料被送到1 kg/，可使塔底蒸汽用冷卻水全部冷凝。脫丙烷塔系統(tǒng)為雙塔系統(tǒng)。⑼ 脫丙烷塔(DA40DA409)和脫丁烷塔(DA405)這部分的目的是從脫乙烷塔塔底和凝液汽提塔塔底的物料中分離C3組分及從剩余的汽油組份中回收混合C4餾分。液態(tài)乙烯產(chǎn)品經(jīng)裂解氣(EA446)、丙烯冷劑(EA445)二次加熱，在被作為產(chǎn)品送到界區(qū)之前汽相(EA321X)過(guò)熱。乙烷從乙烯精餾塔底部被分離，用裂解氣在EA30EA316X、EA321X中汽化，在冷箱中用丙烯冷劑再加熱，循環(huán)回裂解爐。被循環(huán)到裂解氣壓縮機(jī)?！?、℃、(釜)。從綠油罐的罐頂出來(lái)的氣體經(jīng)過(guò)一個(gè)用分子篩干燥的乙烯干燥器FF401，到乙烯精餾塔DA402。在綠油吸收罐FA408中，通過(guò)罐中氣體與從乙烯精餾塔側(cè)線采出的乙烯/乙烷液態(tài)物流相接觸，脫除綠油。g/g的乙炔，同EA444冷卻水和轉(zhuǎn)化器EA437A/B進(jìn)料進(jìn)行換熱冷卻。提供一個(gè)安全監(jiān)視器，以便在反應(yīng)器溫度過(guò)高時(shí)切斷氫氣。將所需要的氫氣加入到脫乙烷塔塔頂物料中，然后整個(gè)物流通過(guò)與乙炔轉(zhuǎn)化器EA437A/B出料和低壓蒸汽EA438換熱進(jìn)行預(yù)熱。⑻ 脫乙烷(DA401)、乙炔加氫和乙烯精餾脫甲烷塔塔底物料象上面所解釋的那樣，分成兩股物流進(jìn)入脫乙烷塔，脫乙烷塔是在EA406中由丙烯冷劑冷凝的塔頂蒸汽做為回流，正常時(shí)提供一臺(tái)急冷水再沸器EA407，另外提供一個(gè)用低壓蒸汽加熱的再沸器EA40DA401壓力控制在24kg/、℃。提供兩臺(tái)往復(fù)式壓縮機(jī)GB302A/B一臺(tái)供正常操作使用，一臺(tái)用于備用。一股物流作為液體直接送到脫乙烷塔DA401；另一股物流經(jīng)苯洗塔頂物料和裂解進(jìn)一步預(yù)熱汽化后(在EA2EA210中)也被送到脫乙烷塔DA401?？刂扑敎?34℃，釜溫為54℃。⑺ 脫甲烷塔DA301來(lái)自裂解氣激冷系統(tǒng)的凝液被送到脫甲烷塔DA301的適宜的塔盤(pán)上。C、汽油加氫單元DPG、丁烯裝置和輸出。因此而產(chǎn)生95%(mol)的富氫氣體。氫氣在一個(gè)絕熱的焦耳湯姆森交換系統(tǒng)EA408X、EA308X、EA309X、EA312X、EA314X、EA316X、EA321X中進(jìn)行，這個(gè)系統(tǒng)所需的冷量是液態(tài)甲烷被低壓汽化提供的。從這個(gè)罐中得到最冷級(jí)脫甲烷塔進(jìn)料。氣體在冷箱EA309X中與脫甲烷塔塔頂物料和回流物料、氫氣、甲烷尾氣、換熱和汽化部分液態(tài)甲烷進(jìn)行冷卻，然后送至第3分離罐FA306。收集到脫甲烷塔1分離罐FA304的凝液在自身?yè)Q熱后，分成兩股物料送到脫甲烷塔DA301。汽化新鮮丙烷使五段吸入口冷卻，以減少第五段的結(jié)垢。液態(tài)烴送到汽油汽提塔DA201做回流，冷凝水送至FA201用泵GA207A/B送往DA104。汽提出的氣體循環(huán)返回四段吸入罐FA205，塔底物料被送回2脫丙烷塔DA409(低壓)按這種方法將