《毕业设计（论文）产13.8万吨乙烯装置分离工段乙烯精馏工序工艺设计.doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《毕业设计（论文）产13.8万吨乙烯装置分离工段乙烯精馏工序工艺设计.doc（25页珍藏版）》请在三一办公上搜索。
1、沈阳化工大学本科毕业论文题 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院 系： 化学工程学院专 业： 化学工程与工艺班 级： 化工 学生姓名： 指导教师： 论文提交日期： 年 月 日论文答辩日期： 年 月 日毕业设计任务书化学工程与工艺化工学生： 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： 签字 年 月 日教研主任： 签字 年 月 日学院院长： 签字 年
2、月 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
3、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AbstractThe ethylene is petroleum chemical industry main representative the product, occupies the dominant positio
4、n 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 energyconsumption installment, moreover total depen
5、dence 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 p
6、roduce 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
7、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 desi
8、gn . 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 deethaniz
9、ation 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 teachers instruction, we have consulted the massive c
10、orrelation 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, compa
11、red 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
12、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
13、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
14、。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
15、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C2C5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 乙烯的生产工艺1.3.1 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
16、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
17、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
18、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
19、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，
20、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StoneWebster公司的前脱丙烷前加氢技术。该技术是在进行
21、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50%以上的MAPD加氢，下游的C3加氢系统负荷降低； (e) 乙烯塔不需要巴氏精馏段，也没有不凝气返回。前脱丙烷前加氢技术中只有丙
22、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 典型的前脱乙烷深冷分离装置1.4 乙烯的国内研究情况 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
23、量要达到1400万t，到2020年，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
24、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
25、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(660700)、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
26、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
27、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34020kt1990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
28、 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199778000870002002950001080001998820009000020031000001110001999870009500020041050001120002000900009800020051070001200002001900001020002006115000126000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
29、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 20062011年世界乙烯生产能力增长情况 kt/a地区2001年2006年2007年2011年0611年增量北美洲33660349003481035100200亚洲269203451038
30、1405243017920西欧225102398024380251801200中东857011940145402945017510中东欧63006960701080201060拉丁美洲4320499049905860870非洲152016802320640大洋洲52056059030全球总计10432011952012389015895039430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
31、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
32、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
33、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50100，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
34、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ta，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
35、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： 链烷烃的裂解生成乙烯，丙烯的反应。 丙烯、丁烯的裂解，加氢生成乙烯，甲烷的反应。 烯烃或二烯烃的聚合环化反应。 环烷烃的脱环基反应，开环裂解反应。 环烷烃的开环脱氧反应，脱氢反应。 烷基芳烃的脱烷基反应。 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 (2-1) 连锁传播：C2H6+CH3 CH4+C2H5 (2-2) C2Hs C2H4+H (2-3) C2H6+H一C2H5.+H2 (2-4) 连锁
36、停止：C2H5+C2H5一C5H10 (2-5) 石脑油裂解： 连锁开始：R1HR2+R3 (2-6) 连锁传播：R2+ R1H- R3H+R1 (2-7) R3+R1HR5H+R1. (2-8) R1 CnH2n+R4 (2-9)连锁停止：R1+ R4-生成物 (2-10)2.1.2 分离 (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 +2NaOHNa2S+2H20 (2-11) H2S +Na2S- -NaHS (2-12) COS+2NaOHNaSCOONa+Na2S (2-13) NaSCOONa+2NaOHNa2C03+H20
37、+Na2S (2-14) CO2+2NaOHNa2CO3+H2O (2-15) SO2+2NaOHNa2SO3+H2O (2-16) (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 (2-17) 副反应：C2H2+H2一C2H6+76. 500千卡公斤分子 (2-18) C2H4+H2一C2H6+33.8千卡公斤分子 (2-19) C2H22C+H2+54. 500千卡公斤分子 (2-20) 2C2H2+H2-高分子烯烃或固体聚合物+发热量 (2-21) 选择催化剂加氢
38、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C3H
39、6+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+ H2OCO2+4H2 CH4+ 2H2O副反应：C2H4+H2一C2H62.2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
40、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
41、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。
42、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：47.591.01%=0.4807万
43、吨/年丙烯产量：47.599.18%=4.3688万吨/年C4产量：47.595.22%=2.4842万吨/年轻汽油产量：47.5913.99%=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） xF：原料液组成（摩尔分数，下同）D：塔顶产品流量（kmol/h） xD：塔顶组成W：塔釜残液流量（kmol/h） 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=0.214% xF=0.224% F= （按开工率300天/年） =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/h3.2 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： 试差得求得=0.27 塔顶回流量：L=RD 塔顶馏出物得量：V=L+D=（R+
