毕业设计 --年产60万吨甲醇制乙烯装置的设计.doc

WORD文档可自由复制编辑目录1概述311甲醇制乙烯的研究和生产概况3111MTP工艺3112MTO及DMTO工艺412甲醇制低碳烯烃的原理6121主要化学反应和反应动力学6122氧内盐机理7123碳烯离子机理7124串联型机理7125平行型机理813设计任务8131设计要求8132设计内容914过程模拟计算简介9141ASPENPLUS模拟软件9142ASPENPLUS软件的使用112工艺流程设计1321工艺流程设计概述1322反应器14221甲醇转化为烯烃的反应特征14222反应器及反应条件的选择15223物料衡算16224反应器及再生器尺寸设计一览表1723换热器18231冷、热物流热状况及换热要求18232换热器模拟计算结果19233换热器E0101设计尺寸一览表2024精馏塔21241精馏塔设计概述21WORD文档可自由复制编辑242精馏塔简捷模拟计算22243精馏塔严格模拟计算25244T0201精馏塔设计参数及尺寸一览表30245精馏塔模拟计算结果汇总303工艺模拟计算结果3231物料及能量衡算一览表3232产品产量及纯度384环境保护及安全防护3941安全防护措施及意义3942环境保护措施及意义395总结41参考文献42致谢错误未定义书签。WORD文档可自由复制编辑1概述11甲醇制乙烯的研究和生产概况由煤经合成气制甲醇工艺和烯烃生产聚烯烃及其他下游产品的工艺已经是成熟技术，甲醇制低碳烯烃工艺是煤制烯烃路线的关键技术，也是瓶颈技术1。目前国内外具有代表性的甲醇制低碳烯烃工艺主要有MTO和MTP两种。111MTP工艺甲醇制丙烯（MTP）工艺由德国LURGI公司开发，以丙烯为主要产物，以大量汽油、液化石油气和燃料气为副产物。该工艺的主要装置为三个绝热固定床反应器，其中两个在线生产、一个在线再生，以及分离装置。1111MTP工艺流程MTP工艺流程示意图如下图11MTP工艺流程示意图首先将甲醇脱水为二甲醚，然后甲醇、水、二甲醚混合物进入第一个MTP反应器，同时还补充适量的水蒸气。反应在400450、013016MPA下进行,水蒸汽补充量为0510KG/KG甲醇。此时甲醇和二甲醚的转化率为99以上,丙烯为烃类中的主要产物。为获得最大的丙烯收率,还附加了第二个MTP反应器。反应出口物料经冷却,并将气体、有机液体和水分离。其中气体先经压缩,并通过常用方法将痕量水、CO2和二甲醚分离。然后,清洁气体进一步加工WORD文档可自由复制编辑得到纯度大于97的化学级丙烯。不同烯烃含量的物料返至合成回路作为附加的丙烯来源。为避免惰性物料的累积,需将少量轻烃和C4/C5馏分适当放空。汽油也是本工艺的副产物,水可作为工艺发生蒸汽,而过量水则可在作专用处理后供农业生产用2。1112MTP工艺催化剂LURGI公司开发的固定床MTP工艺,虽没有披露其详细催化剂制备方法,但最新报道称是由德国南方化学公司SDCHEMIE提供的专用沸石催化剂。并称该催化剂不但对丙烯具高选择性，而且可在接近反应温度和压力下用氧含量达21的氮气就地再生3。112MTO及DMTO工艺最早提出MTO甲醇制烯烃的是MOBIL公司,该公司在实现了MTG甲醇制汽油的工业化后,考虑到固定床在温度场及传热方面的弱点,在1986年与德国UHDE及URBK两公司合作进行了密相流化床反应器的MTG试验,取得了流化床优于固定床的结果。在此之后,又在该装置上进行了MTO试验；但其目标仍是液体燃料，即MOGD甲醇烯烃烃齐聚汽油及中间馏分油。当时原油价格的疲软使得MTG流化床反应器与MOGD工艺均未能工业化；此后,研究人员把目标转向取得烯烃,并主要致力于提高选择性并解决催化剂的稳定性和寿命,取得了突破性的进展。1996年初,美国UOP与挪威NORSKHYDRO合作完成了甲醇进料量为05T/D的中间试验,采用磷酸硅铝分子筛,可能是SAPO34其孔口直径小于ZSM5而不容大分子逸出,其表面酸度亦弱于后者而不利于链增长及饱和反应，在350500摄氏度，0105MPA的条件下,使用流化床反应器,产品三烯的碳收率在90以上,且乙烯/丙烯比例可在15/1075/1的范围内调节。依据试验结果提出的超大装置反应进出物料流量，对原料甲醇而言,三烯达到理论收率的9114,加上也有利用价值的C5烯则达到9355,生焦率不到29。2004年8月，中科院大连化学物理研究所、陕西新兴煤化工科技发展有限责任公司和中国石化集团洛阳化工程公司共同合作开发DMTO甲醇制烃技术，在陕西华县建成世界第一套万吨级甲醇制取低碳烃的DMTO工业化示范装置，规模为167万T/A2006年8月，三方共同完成工业化试验，并通过成果鉴定。取得的技术指标为甲醇转化率大于998，目标产品乙烯、丙烯选择性大于7871，M乙烯WORD文档可自由复制编辑M（丙烯）1，两者比例关系可根据工艺参数调整，在1518之间变换。总的来说，MTO工艺/DMTO工艺主要产物为乙烯和丙烯，该工艺的主要装置为一个流化床反应器，一个再生器，以及产品分离系统。1121MTO工艺流程MTO工艺流程示意图如下图12MTO工艺流程示意图甲醇经换热器汽化后与补充的新鲜催化剂、循环再生催化剂一起进入流化床反应器底部，在该反应器内甲醇接近100地被转化，生成低碳烯烃及其他副产物。失活的催化剂进入再生器后，通入空气烧去催化剂上的结碳，恢复活性后循环回反应器内达到稳定态4。反应成成气体经冷却后闪蒸，反应生成的水被冷凝分离出来，分离进入下一工序用碱洗脱除去其中的二氧化碳，然后再干燥脱出痕量的水。在产品分离系统中首先经进行预分离，CH4、C2H4、C2H6等轻组分作为塔顶流出液，进入脱甲烷塔脱出甲烷后再进入C2精馏塔将C2H4和C2H6分离，得到聚合级乙烯；C3H6、C3H8以及C4、C5组分作为塔釜液进入丙烯精馏塔得到聚合级丙烯，丙烯精馏塔釜液再进一步分离出C3H8和C4/C5。1122MTO工艺催化剂可用于甲醇制烯烃的催化制包括菱沸石、毛沸石、T沸石、ZK5等。但研WORD文档可自由复制编辑究表明这类小孔沸石虽然主产物是C2C4直链烯烃,但受孔结构限制,催化剂很快就积炭。中孔沸石,如HZSM5对MTO反应有较高活性,且失活速率明显低于小孔沸石,但乙烯选择性较差,而丙烯和C6芳烃收率较高。之后通过使用金属杂原子对ZSM5进行改性,使烯烃选择性有较大幅度的提高。MTO工艺催化剂取得突破性进展的是UOP/HYDRO公司开发的以SAPO34为基础的MTO100催化剂。SAPO34非沸石分子筛是1984年美国UCC研制的一种结晶磷硅铝酸盐,其结构类似菱沸石,具有三维交叉孔道,孔径为043NM,属立方晶系,其强择形的八元环通道可抑制芳烃的生成。另外,它的孔径比ZSM5小,但孔道密度大,可利用的比表面积多。所以,MTO的反应速度又较快。再加上SAPO34的良好热稳定性和水热稳定性,这对流化床连续反应再生操作十分重要5。专利中披露的SAPO34详细配制过程是采用水热法直接合成。硅源、铝源和磷源分别为硅溶胶、拟薄水铝石和过磷酸。模板剂为四乙基氢氧化铵。按照关系式0510R00510SIO2023AL2O3023P2O520200H2OR为模板剂确定原料组成。在搅拌的同时,将计量原料按一定顺序混合,充分搅拌成凝胶,装入不锈钢高压釜中,封闭加热到150250,在自身压力下,进行恒温晶化反应。晶化完全后,将固体产物经过滤或离心分离,水洗并干燥,即得到SAPO34分子筛原粉。工业催化剂则以SAPO34原粉为活性基质,再添加粘结剂和填充剂,并经喷雾干燥成型,在适当温度下焙烧即可。通常SAPO34在催化剂中含量为40,高岭土为40,其反应结果与100SAPO34粉末相同。近年来SAPO34催化剂的改性主要是通过引入碱土金属实现的。例如引入SR,可使乙烯和丙烯总收率可达895,乙烯与丙烯比高达236。12甲醇制低碳烯烃的原理121主要化学反应和反应动力学由甲醇转化为烃类的反应是一个十分复杂的反应系统,包括许多平行和顺序反应7。甲醇制乙烯和丙烯的化学反应方程式和热效应为2CH3OHC2H42H2OH1172KJ/MOL,4273CH3OHC3H63H2OH3098KJ/MOL,427WORD文档可自由复制编辑一般认为,MTO或MTP的反应机理与甲醇制汽油的MTG工艺有相似之处,大致可以分为以下三个过程1二甲醚DME的生成,进而与甲醇同SAPO34分子筛上酸性位作用生成甲氧基；（2）第一个CC键的生成；3一次反应的产物向更高的烯烃上的转化8，即2222533352HOHOHOCHOHCHOCHCCC异构烷烃芳烃烯烃甲醇首先脱水为二甲醚DME,继续脱水生成包括乙烯和丙烯在内的低碳烯烃,少量低碳烯烃则以缩聚、环化、脱氢、烷基化、氢转移等反应、生成饱和烃、芳烃及高级烯烃等。有关催化反应机理所研究已有综述,其中代表性的理论如下122氧内盐机理该机理认为,甲醇脱水后得到的二甲醚与固体酸表面的质子酸作用形成二甲基氧离子,之后又与另一个二甲醚反应生成三甲基氧内氧盐。接着,脱质子形成与催化剂表面相聚合的二甲基氧内盐物种。该物种或者经分子内的STEVENS重排形成甲乙醚,或者是分子间甲基化形成乙基二甲基氧离子。两者都通过消除反应生成乙烯。123碳烯离子机理在沸石催化剂酸、碱中心的协同作用下,甲醇经消除反应脱水得到碳烯CH2,然后通过碳烯聚合反应或者是碳烯插入甲醇或二甲醚分子中即可形成烯烃。124串联型机理该机理可用下式表示WORD文档可自由复制编辑124224136361482CCHHOCHCCHCHCCH式中1C来自甲醇，并通过多步加成生成各种烯烃。125平行型机理平行型机理示意图如下该机理是以SAPO34为催化剂,以甲醇进料的13C标记和来自乙醇的乙烯12C标记跟踪而提出的。甲醇脱水生成烯烃的反应机理至今尚未完全弄清,是首先生成乙烯,还是丙烯或是二者同时产生,都有相应的实验证明,可能随条件不同而异,这正是出现MTO和MTP两种工艺水平的根据所在。13设计任务131设计要求原料甲醇产品聚合级乙烯（纯度9995以上）聚合级丙烯（纯度995以上）设计规模年产60万吨聚合级乙烯和聚合级丙烯，按照300天开工计算，WORD文档可自由复制编辑即7200H/A。132设计内容设计内容本设计工作是以甲醇制乙烯装置为研究对象，以流化床反应和烯烃分离系统主，建立工艺流程并进行优化，以MTO工艺操作条件为依据，并附属设计各工段主要设备的尺寸结构。（1）收集和汇总进行ASPENPLUS软件模拟计算所需要的各种物质基础物性数据；（2）设计工艺流程，用ASPENPLUS软件对流程进行模拟及优化，确定装置的操作条件和设备参数，为基础设计提供基础数据；（3）依据模拟计算结果，按照工程设计要求，进行各主要设备的工艺设计工作，绘制设备装置图以及工艺流程图。14过程模拟计算简介随着计算技术和化工过程系统模型化技术的发展,计算机在化工过程开发中的地位得到了明显提升,从最初的辅助计算、辅助设计发展到目前的静态和动态模拟、优化、工艺改造和系统综合评价,已经部分取代了小试,甚至中试。计算机模拟已经成为过程开发和设计中不可缺少的关键组成9。化工过程模拟技术是计算机化工应用中最基础、发展最为成熟的技术之一,化工过程模拟与实验研究的结合是当前最有效和最廉价的化工过程研究方法,它可以大大节约实验成本,加快新产品和新工艺的开发过程。化工过程模拟可以用于完成化工过程及设备的计算、设计、经济评价、操作模拟、寻优分析和故障诊断等多种任务。当前人们对对化工流程模拟技术的进展、应用和发展趋势的关注与日俱增10。本设计的工艺流程、操作条件及大部分设备的参数主要通过ASPENPLUS化工模拟软件模拟计算来完成。141ASPENPLUS模拟软件ASPENPLUS化工模拟系统是美国麻省理工学院于20世纪70年代后期研制开发的大型化工模拟软件。由美国ASPENPLUS技术公司80年代初推向市场，该软件经过30年不断地改进、扩充和提高，已先后推出了十多个版本，成为举WORD文档可自由复制编辑世公认的标准大型流程模拟软件。它用严格和最新的计算方法，进行单元和全过程的计算，为企业提供准确的单元操作模型，还可以评价已有装置的优化操作或新建、改建装置的优化设计，用户还能够在工艺计算的同时估算基建费用和操作费用进行过程的技术经济评价。目前这套系统已广泛应用于化工、炼油、石油化工、煤炭、冶金、环保、动力、节能、医药、食品等许多工业领域11。目前，我国大型石油化工公司、高校、设计院等已引进多套该模拟软件。ASPENPLUS是基于稳态化工模拟、优化、灵敏度分析和经济评价的大型化工流程软件。它为用户提供了一套完整的单元操作模型，用于模拟各种操作过程，从单元操作到整个工艺流程的模拟。ASPENPLUS主要由三个部分组成，简述如下（1）物性数据库ASPENPLUS自身拥有两个通用的数据库ASPENCDASPENTECH公司自己开发的数即库，DIPPR美国化工协会物性数据设计院设计的数据库。另外还有多个专用的数据库，如电解质、固体、燃料产品，这些数据库结合拥有的一些专用状态方程和专用单元操作模块使得ASPENPLUS软件可使用与固体加工电解质等特需的领域，极大地拓宽了ASPENPLUS的应用领域。ASPENPLUS是基于流程图的过程稳态模拟软件，包括56种单元操作操作，含5000种纯组分、5000对二元混合物、3314种固体化合物、40000个二元交互作用参数的数据库。ASPENPLUS具有工业上非常完备的的物性系统。其包括1773种有机物、2450种无机物、3314种固体、900种水溶液电解质的基本物性参数。UNIQUC和UNIFAC方程的参数也收集在数据库中。计算时可自动从数据库中调用基础物性进行传递物性和热力学计算。（2）单元操作模块ASPENPLUS中有五十多种单元操作模块，如混合、分割、换热、闪蒸、精馏、反应等，通过这些模块的组合，能模拟用户所需要的流程。除此之外，ASPENPLUS还提供了灵敏度分析和工况分析模块。利用灵敏度分析模块，用户可设置某一变量作为灵敏度分析变量，通过改变此变量的值模拟操作结果的变化情况。采用工况分析模块，用户可以对同一流程几种操作工况进行分析。（3）系统实现策略（数据输入解算结束输出）ASPENPLUS提供了操作方便、灵活的用户界面MODELMANGER，以交互式图形界面（GUI）来定义问题、控制计算和灵活地检查结果。用户在窗口环境中可以使用鼠标和键盘操作，并提供多种菜单，包括一般文本菜单、下拉菜单（PULLDOWN）、弹出菜单（POPUP）WORD文档可自由复制编辑和对话框（DIALOGUEBOX）等，用户可以根据屏幕提示以填充表格的方式填入数据、定制报告、定义图标和流程。ASPENPLUS解算方法为序贯模块方法，对流程的计算顺序可以由用户自己定义，也可以由程序自动产生。对于有循环回路和设计规定的流程必须迭代收敛。所谓设计规定是指用户希望规定某处的变量值达到一定的要求。ASPENPLUS采用先进的数值计算方法，能使循环物料和设计规定迅速而准确地收敛。这些方法包括直接迭代、正割法、拟牛顿法、BROYDE法等。这些方法均经ASPENTECH进行了修正。ASPENPLUS可以同时收敛多股撕裂物流、多个设计规定，甚至收敛有设计规定的撕裂物流。应用ASPENPLUS的优化功能，可以将任何工程和技术经济变量作为目标函数，寻求工厂最优操作条件，且对约束条件和可变参数的数目没有限制。ASPENPLUS是目前应用最广泛的化工大型通用流程模拟软件，是世界上唯一能处理带有固体、电解质、生物质和常规物料等复杂物质的流程模拟系统，其相平衡及多个精馏塔计算体现了目前工艺技术水平的重要进展12。142ASPENPLUS软件的使用ASPENPLUS软件的使用流程图如下图13ASPENPLUS软件使用流程图WORD文档可自由复制编辑本项目设计是以ASPENPLUS结合给定的工艺数据和要求，通过流程的模拟计算，来确定各个操作单元合适的操作参数以及设备参数，为设备设计提供基础数据。WORD文档可自由复制编辑2工艺流程设计21工艺流程设计概述本项目采用MTO工艺，ASPENPLUS软件模拟流程图如下图21ASPENPLUS模拟工艺流程图上游180万吨/年甲醇原料经过加压、汽化升温预热之后进入流化床反应器发生反应，反应出料经降温冷却、脱除水和CO2之后进入C2精馏塔。乙烷以下的轻组分（乙烯、甲烷）为塔顶产品，进料进入脱甲烷塔；脱甲烷塔塔顶采出蒸汽为富甲烷气，塔底出料进入乙烯精馏塔；乙烯精馏塔塔顶采出聚合级乙烯，塔底出料为富乙烷液（可作为燃料）。丙烯以上的重组分（丙烯、丙烷、C4、C5组分）从C2精馏塔塔底采出，进入聚合级丙烯精馏塔，塔顶采出聚合级丙烯；塔底产物主要成分为少量丙烷与C4组分，可将其进行裂解后回流至烯烃分离单元以提高碳基利用率，最大限度获取烯烃产品。整个工艺流程主要分为原料气化部分、反应再生部分、产品急冷及预分离部分、产品分离部分，以及污水汽提部分、主风机组部分、蒸汽发生部分等附属部分。WORD文档可自由复制编辑（1）原料气化部分原料气化部分的主要作用是将液体甲醇原料按要求加热到进料要求温度，以汽相形式进入反应器。（2）反应再生部分该部分是DMTO技术的核心，采用循环流化床的反应再生型式，两器内需设置催化剂回收系统、原料及主风分配设施、取热设施、催化剂汽提设施，能够满足反应操作条件要求的催化剂输送系统。（3）产品急冷及预分离部分产品急冷的主要作用是将产生的反应混合气体在该部分进行冷却。为预分离提供合适的进料条件。（4）预分离部分及产品分离部分该部分的主要作用是将脱除水和二氧化碳并且经过冷却后的反应混合产物进行分离，获得聚合级乙烯和聚合级丙烯，以及其他反应副产品。22反应器221甲醇转化为烯烃的反应特征（1）酸性催化特征甲醇转化为烯烃的反应包含甲醇转化为二甲醚和甲醇或二甲醚转化为烯烃两个反应。前一个反应在较低的温度（150350）即可发生，生成烃类的反应在较高的反应温度（300）下发生。两个转化反应均需要酸性催化剂。通常的无定形固体酸可以即作为甲醇转化的催化剂，容易使甲醇转化为二甲醚，但生成低碳烯烃的选择性较低。（2）高转化率以分子筛为催化剂时，在高于400的温度条件下，甲醇或二甲醚很容易完全转化（转化率100）。（3）低压反应原理上，甲醇转化为低碳烯烃反应是分子数量增加的反应，因此低压有利于提高低碳烯烃尤其是乙烯的选择性。（4）强放热在200300，甲醇转化为二甲醚和甲醇转化为低碳烯烃均为强放热反应，反应的热效应显著。WORD文档可自由复制编辑（5）快速反应甲醇转化为烃类的反应速度非常快。根据大连化物所的实验研究，在反应接触时间短至004S便可以达到100的甲醇转化率。从反应机理推测，短的反应接触时间，可以有效地避免烯烃进行二次反应，提高低碳烯烃的选择性。（6）分子筛催化的形状选择性效应原理上，低碳烯烃的高选择性是通过分子筛的酸性催化作用结合分子筛骨架结构中孔口的限制作用共同实现的。结焦的产生将造成催化剂活性的降低，同时又反过来对产物的选择性产生影响。222反应器及反应条件的选择根据上述甲醇制烯烃反应的特征，结合文献记载，选择连续反应再生的循环流化床反应器。进料为22ATM，86的饱和甲醇液体，反应条件为460，反应压力为22ATM，催化剂选择SAPO34分子筛。ASPENPLUS模拟计算中选用REACTOR模块进行模拟，其流程示意图如下图22反应器模拟示意图WORD文档可自由复制编辑223物料衡算（1）进料年产60万吨烯烃，工业上普遍采用甲醇烯烃31的比例，故需要甲醇的量为60/3180/万吨年万吨年，按每年生产7200H计算，甲醇的质量流量为418010250/250000/7200TTHKGHH（2）出料ASPENPLUS模拟计算反应器出口物料情况汇总如下表21反应器出口物料汇总表成分质量流量（KG/H）CH42100C2H443150C2H6850C3H641900C3H82800C4H810225C54525CH3OH250CO2300H2O140500C3400总物流250000反应器内甲醇的转化率999250000（250000250）KG/HKG/H，接近完全转化。结焦率3400/136250000/KGHKGH乙烯产率43150/1726250000/KGHKGH丙烯产率41900/1676250000/KGHKGHWORD文档可自由复制编辑双烯比例43150/10341900/KGHKGH乙烯丙烯224反应器及再生器尺寸设计一览表1反应器表22反应器尺寸设计一览表名称数值单位床层高度827M直径478M过渡段高度042M扩大段高度8M直径676M旋风分离器入口截面积0202MCLP/B106个数10个一级料腿高度730M二级料腿高度580M分布管开孔直径0004M开孔数1819个/2M主管直径4M换热管管数647个管径（内径）50MM换热面积822522MWORD文档可自由复制编辑（2）再生器表23再生器设计尺寸一览表名称项目数值单位旋风分离器CLP/B106入口截面积020个数6一级料腿高度1320M二级料腿高度1120M溢流管顶部直径098M底部直径030M高度472M分布管主管直径060M支管直径03M支管数量4同心圆管直径0075M同心管接口数64个喷嘴数470个稀相段直径549M高度10M过渡段高度120M密相段直径411M高度6M23换热器以流程图中的E0101换热器为例。ASPENPLUS模拟过程采用HEATEREXCHANGER模块中的HEATX进行计算。231冷、热物流热状况及换热要求（1）热冷物流组成及热状况E0101换热器的冷物流为原料甲醇，热物流为来自反应器的高温气体。其组WORD文档可自由复制编辑成和热状况汇总如下表24换热器E0101冷热物流组成总表物料组成质量流量（KG/H）冷物流热物流CH30H250250000CH42100C2H443150C2H6850C3H641900C3H82800C4H810225C54525CO2300H2O140500总物流250000250000温度/K733298压力/ATM2222（2）换热要求冷物流经过换热器换热后即进入反应器，需要在22ATM下饱和液体进料。经查阅资料知，甲醇在22ATM下饱和液体温度为359K。因此换热器冷物流在出口温度应达到359K。232换热器模拟计算结果ASPENPLUS模拟计算换热器E0101结果汇总如下WORD文档可自由复制编辑表25换热器E0101计算结果汇总模拟计算结果进口出口温度/K冷物流298359热物流733639压力/ATM冷物流2222热物流2222汽化分率冷物流00热物流11换热量/1KJH58618359需要换热面积/2M5362实际换热面积/2M5362233换热器E0101设计尺寸一览表表26E0101换热器设计尺寸一览表中国海洋大学工程名称设备名称E0101换热器设备位号E0101台数1传热面积1438M2流体位置1壳程管程流体名称2甲醇原料反应器塔底液体总流量KG/S3694469444进口出口进口出口液体流量KG/S569446934094094蒸汽KG/S60011685685操作温度7250285411603933密度KG/M38778869743599967799黏度MPAS9054029001300029导热系数W/MK10066051003700224WORD文档可自由复制编辑比热KJ/KGK11223219223194潜热KJ/KG1211475操作压力（绝）ATM13227223流速M/S140791495压降KPA15055411传热量KW16162828对数平均温差17714总传热系W/M2K187552设计温度19190260设计压力（绝）ATM2049354935程数2111腐蚀裕度MM22318318材质23管子Q235A管板Q235A壳体Q235A封头Q235A管子24管数3140内径18MM外径25MM管长6000MM25管中心距25MM正三角排列壳体26外径2000MM折流板间距600MM切割1982保温27壳体是封头是结构形式固定管板式安装卧式室外24精馏塔241精馏塔设计概述ASPENPLUS模拟计算精馏塔采用的是COLUMS模块中的DSTWU和RADFRAC，其模拟流程示意图如下WORD文档可自由复制编辑图23精馏塔模拟示意图本项目设计中共有5个精馏塔，分别为T0201预分离塔、T0202脱甲烷塔、T0203C2精馏塔、T0301C3精馏塔及T0302C4精馏塔。T0201预分离塔将C2及以下组分分离出来，为进一步分离做准备；T0202脱甲烷塔主要除去去产品中的甲烷；T0203C2精馏塔分离乙烯和乙烷，获得纯度在9995以上的聚合级乙烯产品；T0301C3精馏塔分离出纯度为995以上的聚合级丙烯产品；T0302C4精馏塔主要分离丙烷及C4/C5等副产品。以下设计过程及结果均采用T0201预分离塔为例进行说明。242精馏塔简捷模拟计算2421简捷模拟计算概述做精馏塔新流程模拟分析必须先进行简捷模拟计算，也就是塔的初步设计。简捷模拟计算结果主要为理论板数、进料位置、最小回流比、塔顶/塔底热负荷，以这些简捷塔模拟计算结果为精确计算的输入依据，进行精馏塔精确（严格）模拟分析。WORD文档可自由复制编辑精馏塔的模拟计算类型可分为设计型和操作型模拟计算，可以通过定义模型的回流比进行设计型计算，又可以定义塔板数进行操作型计算。本项目设计均采用的定义模型的回流比进行进行设计型计算。2422T0201进料状况及分离要求（1）进料组成及热状况T0201进料采用饱和液体进料，其组成和热状况如下表27T0201进料组成及热状况表成分质量流量（KG/H）CH42100C2H443150C2H6850C3H641900C3H82800C4H810225C54525总物流10555温度/K2681压力/ATM25汽化分率0（2）分离要求T0201为分离工段的第一个塔，为产品的预分离塔。主要目的是将CH4、C2H4、C2H6三种轻组分和C3H6等其他重组分分开，为下一步产品的分离提供便利。模拟计算过程中设定C2H6为轻关键组分，C3H6为重关键组分。轻关键组分在塔顶中回收率为09995，重关键组分在塔顶中的回收率为00005。二者应尽可能分开。WORD文档可自由复制编辑2423灵敏度分析图24T0201简捷模拟灵敏度分析精馏塔简捷模拟计算中进行灵敏度分析的主要目的是通过分析实际塔板数随回流比的变化，来确定合适的塔板数，为严格模拟计算提供数据支持。T0201简捷模拟灵敏度分析的结果如图24所示。经过分析，选择回流比13作为确定实际塔板数的依据。2424简捷模拟计算结果（1）T0201简捷模拟物料计算结果汇总如下表28T0201简捷模拟物料计算结果汇总表名称质量流量（KG/H）塔顶馏出液塔底釜液CH421000C2H443149640186C2H6849570425C3H620954314964C3H80202799799C4H801022503C50452498WORD文档可自由复制编辑名称塔顶馏出液塔底釜液总物流46120365942942温度/K24143436压力/ATM2525汽化分率00（2）T0201简捷模拟采用回流比13，精馏塔参数计算结果汇总如下表29T0201塔参数计算结果汇总表名称参数最小回流比0745实际回流比13理论板数204实际板数346进料位置158进料板以上实际板数148再沸器所需热量41355181KJ/H冷凝器所需冷量323752226KJ/H再沸器温度2414K冷凝器温度3436K塔顶馏出率05656243精馏塔严格模拟计算2431精馏塔严格模拟计算概述精馏塔严格模拟计算主要是在简捷模拟计算所确定的理论塔板数、进料位置、最小回流比、冷凝器及再沸器温度等参数的基础上，进行精馏塔各项参数的严格模拟计算。WORD文档可自由复制编辑2432操作条件和设备参数表210T0201操作条件和设备参数表名称参数进料温度/K2681进料压力/ATM25进料流率/KG/H105550塔板数（实际板）35进料位置16精馏段级数215冷凝器类型全凝再沸器类型KETTLE采出率056544压降/KPA12433灵敏度分析为了保证丙烯产品的纯度，轻关键组分乙烷在塔釜液中的含量和重关键组分丙烯在塔顶馏出液的含量必须尽可能低，才达到要求。图25T0201釜液中乙烷摩尔流量随回流比变化图WORD文档可自由复制编辑图26T0201馏出液中丙烯摩尔流量随回流比变化图经以上两图分析，当回流比为1左右时，塔釜液中的乙烷含量和塔顶馏出液中的丙烯含量均能达到要求，故选择T0102的操作回流比为12434T0201严格模拟计算结果（1）塔内汽液相流量分布由于第十六块板上进料，故在第十六块板处液相流量有大幅度增加；第35块板为再沸器，所以此处液相流量急剧减小；第一块板为全凝器，气体全部冷凝为液体，所以此处气相流量减小至零。提馏段和精馏段气相流量变化不，近似符合恒摩尔流假定。图27T0201汽液相流量分布图（2）温度分布WORD文档可自由复制编辑轻组分含量越高，温度越低，重组分含量越高，温度越高。由塔顶至塔底轻关键组分含量越来越低，重关键组分含量越来越高，所以由第一块板至最后一块板的温度是逐渐升高的趋势。图28T0201温度分布图（3）轻重关键组分在气、液相中的分布T0201轻关键组分为乙烷，重关键组分为丙烯。经过对图29和图210的分析知由于轻关键组分乙烯在进料中的含量特别低，所以曲线位置比较靠下；第十六块板处进料，导致乙烯的含量有所升高。第三十一块板以后，重关键组分丙烯的含量降低是因为T0201为多组分精馏塔，第三十一块板至第三十五块板上的分离任务已经由轻关键组分和重关键组分的分离变为重关键组分和重非关键组分的分离。轻重关键组分在气相和液相中的组成分布规律基本一致，符合气液相平衡定律。WORD文档可自由复制编辑图29轻重关键组分在液相中的分布图图210轻重关键组分在气相中的分布图（4）物料衡算结果表211T0201物料衡算表成分质量流量（KG/H）摩尔流量（KMOL/H）馏出液釜液馏出液釜液CH421000130900C2H44314792101538040075C2H68464235828149012C3H62274189772005499565C3H80012279999000036350C4H801022500018202C5045250006272总物流46096615945339169715130430温度/K2410343324103433压力/ATM2484251824842518汽化分率0000重关键组分丙烯在塔顶馏出液中的摩尔分数5005413188101697146轻关键组分乙烷在塔釜液中的摩尔分数501199124101304299WORD文档可自由复制编辑（5）能量衡算结果表212T0201能量衡算表名称温度/K压力/ATM汽化分率热量/KJ/H冷凝器24102484029693451再沸器34302518038941754244T0201精馏塔设计参数及尺寸一览表表213T0202设计参数及尺寸一览表名称数据单位塔径22M塔高2695M壁厚55MM板间距06M空塔气速01122M/S堰长132M堰高6MM两边降液管宽度0308M中间降液管宽度03M降液管底隙高度50MM板上液层高度100MM筛孔直径5M筛孔个数3768个筛孔中心距15MM筛孔气速293M/S开孔率01008245精馏塔模拟计算结果汇总该工艺流程设计中一共有五个精馏塔，ASPENPLUS模拟计算结果如下WORD文档可自由复制编辑表214精馏塔模拟计算结果汇总表名称T0201T0202T0203T0301T0302进料温度/K26812411252527393146进料压力/ATM25248424656576操作回流比1115351138实际板数3530727725进料位置1614423914冷凝器类型TOTALTOTALTOTALTOTALTOTAL再沸器类型KETTLEKETTLEKETTLEKETTLEKETTLE冷凝器温度/K24101713251126812726再沸器温度/K34332525273731463232塔顶采出率0565440077130981540762555021498压降/KPA11111冷凝器冷量/（KJ/H）296934518116305579530001960112955409015再沸器热量/（KJ/H）258363360648957782790130772985400916WORD文档可自由复制编辑3工艺模拟计算结果31物料及能量衡算一览表利用ASPENPLUS模拟计算过程中共有26股物流。每股物流编号情况见图21。根据各股物流情况及参数可进行反应器、换热器、吸收塔及精馏塔等设备的设计和校核，同时可以对产品纯度及产量进行计算，以此来检验设计是否达到要求。表31为126股物流物料及能量衡算结果汇总表。单位KMOL/HWORD文档可自由复制编辑表31126股物流物料衡算表编号123456CH3OH780222780222780222780780780CH400013090130901309C2H4000153812153812153812C2H6000282728272827C3H6000995719957199571C3H8000635063506350C4H8000182241822418224C5000627262726272C000000H20000779894779894779894CO2000682682682流量/（KMOL/H）780222780222780222110980711098071109807流量/（KG/H）250000250000250000249700249700249700温度/K298229823590733263912882压力/ATM100220220220220220汽化分率000111焓值/（CAL/MOL）579645796356168336793494146411WORD文档可自由复制编辑续表31A126股物流物料衡算表编号789101112CH3OH735045073500CH4130900130900130900C2H4153812015381201538120C2H6282702827028270C3H6995710995710995710C3H8635006350063500C4H8182240182240182240C5627206272062720C000000H2020317778632031002031CO2流量/（KMOL/H）30359380621530217614173001452031流量/（KG/H）1064521435481059165356610555036589温度/K288228822882288228822882压力/ATM222222222222汽化分率101048610焓值/（CAL/MOL）48496565713785201947534738562852684468WORD文档可自由复制编辑续表31B126股物流物料衡算表编号131415161718CH3OH000000CH4130901309013090013068022C2H41538121538121538040075022153784C2H628272827281501202815C3H6995719957100549956500054C3H86350635000002663500000026C4H8182241822401822400C5627262720627200C000000H20000000CO2000000流量/（KMOL/H）3001453001451