1、河南城建學院本科士畢業設計摘要摘要乙烯是有機化工領域重要的產品之一，石油裂解氣制乙烯是合成乙烯的一種 重要方法。深冷分離法是凈化裂解氣的一種重要方法，根據溫度、壓力的不同分 為高壓和低壓兩種方法。本設計采用石油裂解氣低壓深冷分離的方法制乙烯：（1）首先從給定的數據上知道了裂解氣的組成，然后考慮經過除雜后的組成，根據給出的裂解氣的回收 率，計算各個組分在塔頂塔底的含量，再計算泡點溫度和露點溫度，根據泡點溫 度和露點溫度計算氣化率，之后計算回流比和板效率，從而確定實際塔板數；（2）熱平衡的計算；（3）塔的水力計算和塔板計算，經過計算，求出塔高、塔徑等一 系列塔的參數，完成了塔主體設備的計算；（設計

2、結果敘述出來）（4）車間的布置。關鍵詞：裂解氣；低壓法；深冷分離；乙烯；關鍵組分2abstractethylene is an important organic chemical industry one of the products, oil cracked gas ethylene is an important method of synthesis of ethylene. cryogenic separation of cracked gas purification method is an important method, according to the temperat

3、ure and pressure were divided into high and low pressure two ways.the design uses low-pressure cryogenic gas oil cracking method of separation of ethylene: (1) first, from the data given that the pyrolysis gas composition, so that later, after considering the composition through the impurity, accord

4、ing to the recovery of pyrolysis gas given rates, the various components of the content in the top of the tower bottom of the column, followed by calculation of bubble point temperature and dew point temperature, according to the temperature and dew point temperature, bubble point calculation gasifi

5、cation efficiency, followed by calculation of the efficiency of reflux ratio and the board to determine the actual plate number; (2) the heat balance calculation; (3) tower tray hydraulic calculations and calculation, after calculation, find the tower, tower diameter and other parameters of a series

6、 of towers, the tower of the main equipment to complete the calculation (4) workshop layout ( 5) show the design process used in the proprietary symbol (6) summarizes the work on the designmany of the design process with reference to literature, to a large number of look-up table and calculation. pa

7、rt of the chart extract to the design, reference is also cited in the designkey words:裂解氣；低壓法；深冷分離；乙烯；關鍵組分河南城建學院本科士畢業設計總論目錄摘要iabstract j.l.1總述4.1.1 插圖8.1.2 概述4.1.3 分離的基本過程4.1.4 分離方法簡介 5.1.5 生產流程圖：本設計采用到是前脫丙烷深冷分離 71.6 裂解氣分離流程說明 .101.6.1 裂解氣的壓縮 101.6.2 裂解氣的凈化121.7 裂解氣的干燥161.7.1 水的來源及水的危害1.61.7.2 水的脫除方

8、法 161.7.3 裂解氣的精儲171.8 文獻綜述1.81.9 設計任務的依據 1.81.9.1 數據182 .工藝計算書（物料和熱量衡算）1.92.1 確定輕重關鍵組分 .192.2 計算塔頂塔底組成，塔頂塔底溫度 1.92.3 泡點計算3.2.4 由芬斯克方程計算nm 5.2.5 由恩德伍德方程計算rmin 5.2.6 由吉利蘭圖確定nt7.2.7 由奧康奈爾圖確定板效率 8.2.8 確定進料板位置 8.3 .熱平衡計算1.3.1 始值計算1.3.2 塔頂計算2.3.3 塔底計算2.4 .塔的水力計算和塔板計算334.1 準備工作.334.1.1 11 求 pm。mll進料m mgm m

9、l334.1.2 #g 和 l344.1.3 求平均溫度下的表面張力344.2 塔徑的選取354.3 塔高計算364.4 塔板結構尺寸確定364.4.1 塔板尺寸364.4.2 出口堰高度hw36f4.4.3 計算降液管底部進板處的液體流速 ud 3 74.4.4 驗算液體在降液管內的停留時間 工 374.5 塔板布置.374.6 流體力學驗算 384.6.1 全塔總降384.6.2 漏液的驗算394.6.3 降液管液泛驗算 394.6.4 霧沫夾帶驗算404.7 操作彈性404.8 負荷性能圖414.8.1 霧沫夾帶上限線14.14.8.2 降液管液泛線24.14.8.3 液相負荷上限線34

10、.14.8.4 氣相負荷下限線4424.8.5 液相負荷下限線5424.9 進料管計算.425車間布置435.1 車間布置設計的原則 435.2 車間平面布置的內容和要求 435.2.1 車間平面布置的內容.435.2.2 車間平面布置要求445.3 車間平面布置方法 445.3.1 準備資料445.3.2 流程式布置456主要符號說明467.設計體會與收獲49171總述1.2 概述石油燒裂解制乙烯乙烯背景及發展情況石油燒裂解制乙烯技術研究始于 20世紀30年代，經過近70年的發展，裂 解技術日臻完善，目前該技術所生產的乙烯已經占到世界乙烯總產量的98%以上。與之相應的深冷分離方法也最為成熟，

11、 據報道，目前占據世界乙烯市場的分 離技術主要分為3大類，分別為順序分離技術、前脫丙烷前加氫技術和前脫乙烷 前加氫技術。茂名乙烯裂解裝置采用的是美國 s& w公司的技術，其裂解氣分離工藝是典 型的前脫丙烷前加氫流程。來自于急冷的裂解氣經裂解氣壓縮機一至四段的壓縮 后，進入高低壓脫丙烷系統，在低壓脫丙烷系統中，碳四及碳四以上重組份被分 離出來，直接送往脫丁烷塔，以獲得碳四產品及粗裂解汽油，部分的碳三組份在 低壓脫丙烷系統中也被分離出來， 直接送往碳三加氫系統，而部分的碳三及全部 的碳二以下輕組份經裂解氣壓縮機五段的再壓縮以及經碳二加氫系統脫除全部 的乙快及大部分的mapd后，送入前冷/脫甲烷系統

12、。在前冷脫甲烷系統中，分離出的粗氫經甲烷化系統處理后向界區送出， 富甲 烷尾氣送往再生系統作為再生氣，高純度的碳二組份直接進入乙烯精儲塔， 而碳 三的混合物被送往脫乙烷塔。在脫乙烷系統中，進料被分離成碳二組份及碳三組份，碳二組份同樣被送入 乙烯精儲塔，碳三組份與來自于低壓脫丙烷系統的碳三混合一起進入碳三加氫系 統經脫除mapd后，最后進入丙烯精儲塔，最終得到聚合級丙烯產品及丙烷產 品。1.3 分離的基本過程無論是深冷分離法或是油吸收分離法，都包括以下幾個基本過程：壓縮為了使裂解氣不在過低的溫度下發生部分液化，必須加壓。過高的壓 力會增大分離的難度，當其達到混合物的臨界壓力時（見 p v t關系

13、）則無法分離，普遍采用的是五段透平式壓縮機，使壓力增加至 3.5mpa左右。一套能力 為年產450kt乙烯的裝置，壓縮需耗用功率 26003300kwo凈化 水分在加壓、低溫下，能與爛類生成固體水合物，而堵塞閥門和管路， 故應在裂解氣冷卻之前用干燥劑除去，使露點達到-65 c以下。剩余的水分則溶于 液相姓類，這樣，即使在更低的溫度下，也不至于析出。干燥劑普遍采用分子篩 （過去常用活性氧化鋁）。干燥 二氧化碳和低于0.1% （體積）的硫化氫等酸性氣體，在壓縮機三四 段之間，被8%的熱堿液循環吸收而洗掉。若硫含量介于 0.1 %0.5%,則先用 一乙醇胺溶液除去90%的酸性氣體，所余部分再用堿洗。

14、若硫含量大于 0.5%, 則先回收硫磺較為經濟。一氧化碳的脫除一般采用甲烷化法。精儲主要就是通過乙烯精儲塔將乙烯和乙烷分離，乙烯作為輕關鍵組分從塔頂儲出，乙烷為重關鍵組分從塔底流出。從而得到我們所需要的產品乙烯。1.4 分離方法簡介輕油裂解氣分離方法有深冷分離和油吸收分離。前者是在-100c甚至更低的溫度下，即深冷。使氫氣和甲烷與其他姓類分離。其原理就是利用裂解氣中 各種姓的相對揮發度不同，在低溫下把氫氣以外的爛類都冷凝下來，然后在精儲 塔內進行多組分精微分離，利用不同的精儲塔，把各種姓逐個分離下來。因此 這一方法實質是冷凝精儲過程。工業上廣泛采用的深冷分離方法有低壓法和高 壓法兩種。前者脫甲

15、烷塔在 0.60.7mpa的低壓下操作，后者脫甲烷塔在約 3.0mpa下操作。低壓法的特點是在低壓下甲烷與乙烯的相對揮發度增大。這在提儲段要求釜液甲烷含量低時更顯得重要。另外，利用分氫過程冷凝的重組分 由高壓節流至低壓脫甲烷塔時，能夠蒸發部分甲烷并使液體降溫，因此可降低 該塔的回流比，從而節省能量。但塔頂溫度低至 -130c,需用甲烷乙烯-丙烯 三級制冷,使系統復雜化，低溫鋼材用量也相應增多。高壓法的脫甲烷塔塔頂溫 度為-96c,只需用乙烯作制冷劑，制冷系統簡單，低溫鋼材用量少；其缺點是 壓力增加，相對揮發度減小，不利于組分分離，需加大塔的回流比，能耗增大。后者是向脫甲烷塔中加入較重的姓類作為

16、吸收劑 ，以降低混合物的蒸氣壓，相 應地提高分離溫度，使制冷等級和材料選擇等方面都可以降低要求。但是，由于增加了大量的吸收劑，使設備的鋼材總量、過程的總能耗均相應增加。20世紀40年代后期至50年代初期多采用油吸收法建廠。隨著生產規模的擴大，對產 品純度的要求提高，油吸收法很快被深冷分離法所取代。裂解氣各組分分離的 先后，在不違反其組分沸點的順序下，是可以采用多種排列的方法分離的，在 工業上普遍采用的是以碳原子數由少到多依次分離的順序流程。止匕外，還有將 裂解氣先分為氫氣-甲烷-c2姓和其他重組分兩部分，然后再逐個分離，這是前 脫乙烷流程。也有用先分出氫氣和 c1c3姓的前脫丙烷流程。后兩個流

17、程的乙快催化加氫通常在脫甲烷之前進行，故亦稱前加氫流程。這時可以利用裂解 氣中本身所含的氫而無需另行補充。但裂解氣中因有大量過剩的氫，反應難以 控制，難免有少量的乙烯也被加氫而變成乙烷。止匕外，前加氫流程在脫乙烷（或 脫丙烷）時，由于含有大量的輕組分，塔頂溫度較低，因而比在順序流程中相 應部分所消耗的能量高10%15%。第二部分.裂解氣深冷分離生產流程或生 產方案確定三種技術比較前脫丙烷流程順序分離流程前脫乙烷流程分離次序先 c3/ c4+ 切割c3-一 c4及c5+h2/clc3-c4 c5+先ct/c+切割，c7一 h2/g - c2 - cac4及c：塔數量181616裂解氣壓縮機段數5

18、55冷凍級別數786技本年代20世紀90年代20世紀80年代20世紀90年代采用的主要節能技術分凝分離器高 效回收低溫冷 量、脫丙烷塔低壓脫甲烷前加氫，無需綠油洗滌系統 可連續運行4a.但是需采用等溫反應器和乙烯塔的開式熱泵、非清晰分割脫甲烷塔雙塔高壓單塔低壓單塔高壓乙烯塔低壓、熱泵，產品塔頂采出高壓，產品側線采出低壓、熱泵，產品塔頂采出氫氣回收率，80至80復雜或專 利設備裂解氣壓縮機、乙烯機、 丙烯機、膨脹 再壓縮機、分凝分離器裂解氣壓縮機、乙烯 機、丙烯機、甲烷壓 縮機、冷箱裂解氣壓縮機、乙烯機、丙 烯機、冷箱、等溫反應器在順序分離流程中，冷箱和氫氣系統互相影響，進而影響甲烷化和碳二加氫

19、， 并最終影響乙烯產品規格，操作時需注意各部分的運行情況。前脫丙烷前加氫流 程中沒有類似的影響因素。在順序分離流程中，裂解氣為乙烯塔中沸器、脫甲烷塔再沸器和中沸器串聯 提供熱量，相互干擾，增加了操作復雜性。增加的甲烷制冷系統也增加了操作難 度。根據生產單位的實際運用情況，前脫丙烷的穩定性比其他兩種要好。在能耗方面三種技術流程的次序是：前脫乙烷塔前加氫流程順序分離流程前脫丙烷流程前加氫流程；在適應原料靈活性方面：前脫丙烷流程前加氫流 程 前脫乙烷塔前加氫1.5 生產流程圖：本設計采用到是前脫丙烷深冷分離9 富氣c jinc? c?圖3-3現前脫丙烷深冷分離流程1-堿洗塔；2-干燥塔；不脫丙烷塔；

20、4-脫丁烷塔；5.脫甲烷塔； 色脫乙烷塔；7-乙烯塔：r-丙烯塔:9-加氫脫烘反應器;10-冷箱1.1插圖（手）（端）塔經與塔間距底關系表（1）塔徑d, m0.3 0.50.5 0.80.8 1.61.6 2.42.4 4.0塔間距ht,mm25030030035035034540060050080000弓形降液管的寬度與面4-131.6裂解氣分離流程說明1.6.1 裂解氣的壓縮分離壓力3.04.0裂解氣中許多組分在常壓下都是氣體， 具沸點很低，常壓下進行各組分精 儲分離，則分離溫度很低，需要大量冷量和耐低溫鋼材。為了使分離溫度不太 低，可適當提高分離壓力，裂解氣分離中溫度最低部位是甲烷和氫氣

21、的分離， 即脫甲烷塔塔頂，它的分離溫度與壓力的關系有如下數據。甲烷塔頂溫度/c-96-1301401、壓力升高：各組分沸點升高，操作溫度升高，耗冷量減少，需耐低溫鋼材減 少，同時可脫除部分重組分和水，有利；2、壓力太高：對設備要求升高，壓縮功增加，各組分相對揮發度減小，難分， 塔釜溫度升高，二烯姓聚合，不利；3、綜合結果采用3-4mpa大氣壓。4、壓力升高，壓縮機內溫度升高（近似絕熱），二烯爛聚合，沉積在汽缸上，磨 損等，同時，壓縮機內溫度升高，使潤滑油粘度下降，使壓縮機縮短壽命，為 了克服這種矛盾，工程上采用多段壓縮，段與段間并須設置中間冷卻器。）由上述數據可見分離壓力高時，分離溫度也高；反

22、之分離壓力低時，分離溫度也 低。分離操作壓力高，多耗壓縮功，少耗冷量；分離操作壓力低時，則相反。此 外壓力高時，精儲塔塔釜溫度升高，易引起重組分聚合，并使姓類的相對揮發度 降低，增加分離困難。低壓下則相反，塔釜溫度低不易發生聚合，燒類相對揮發 度大，分離較容易。兩種方法各有利弊，都有采用。工業上巳有的深冷分離裝置 以高壓法居多，通常采用3 .6 mpa左右。裂解氣壓縮基本上是一個絕熱過程，氣體壓力升高后，溫度也上升，經壓縮 后的溫度可由氣體絕熱方程式算出t2=7（靠）（3-25）式中丁卜t2-仟爆前后的溫度，k; 如 p2壓縮前后的壓力，mps;k絕熱指數,忐=勺/門2隨壓力升高，壓縮機內裂解

23、氣溫度也升高，會使二烯姓在壓縮機內聚合，聚合物 沉積在汽缸上造成磨損，還會使壓縮機內潤滑油粘度下降，潤滑效果變差，為 了克服以上矛盾，工程上采用多級壓縮與段間冷卻相結合的方法。 一般采用3-5 級壓縮。多級壓縮：節約壓縮功耗。壓縮機壓縮過程接近絕熱壓縮， 功耗大于等溫壓縮，若把壓縮 分為多段進行，段間冷卻移熱，則可節省部分壓縮功，段數愈多，愈接近等溫 飽工程壓縮。圖3-26以四段壓縮為例與單段壓縮進行了比較。 由圖可見，單段 壓縮時氣體的pv沿線bc變化，而四段壓縮時，則沿線 b 1234567進行，后 者比較接近等溫壓縮線bg所以節省的功相當圖中斜線所示面積。降低出口溫度。裂解氣重組分中的二

24、烯姓易發生聚合， 生成的聚合物沉積在壓 縮機內，嚴重危及操作的正常進行。而二烯姓的聚合速度與溫度有關，溫度愈 高，聚合速度愈快。為了避免聚合現象的發生，必須控制每段壓縮后氣體溫度 不高于100c,由式（3-25）計算。體根v圖3-26單段壓縮與賽段壓縮在白爐圖上的比較段間凈化分離。裂解氣經壓縮后段間冷凝可除去其中大部分的水，減少干燥器體積和干燥劑用量，延長再生周期。同時還從裂解氣中分凝部分部分水、c3及g以上的重組分，減少進入深冷系統的負荷，相應節約了冷量。1.6.2 裂解氣的凈化1.6.2.1 酸性氣體雜質的來源裂解氣中的酸性氣體主要是 hs、co和其他氣態硫化物。它們主要來自以下 幾個方面

25、。氣體裂解原料帶入的氣體硫化物和 co。液體裂解原料中所含的硫化物（如硫醇、硫醴、曝吩、二硫化物等）在高溫下與氫和水蒸氣反應生成的 hs、co如：rsh+hj-rh + h2srsr + 2 瑪一 rh + rh + hsr-s-s- rr + 3h2 rh+rh十2代0口 +4叫一口+9cq +3%一。必坨+期csj + zhz - c+2hjscos + h2- 00-h2scsz+sffcocqj + 2h2s8s + h2o* （3oi + h2s裂解原料燒和爐管中的結炭與水蒸氣反應可生成co co。c+h2o* co + hz總 + 2h2o4 + 4h2當裂解爐中有氧進入時，氧與姓

26、類反應生成 co。+ 暑）q肛g + 竽同。.1.6.2.2 酸性氣體雜質的危害裂解氣中含有的酸性氣體對裂解氣分離裝置以及乙烯和丙烯衍生物加工裝 置都會有根大危害。對裂解氣分離裝置而言：co會在低溫下結成干冰，造成深冷分離系統設備和管道堵塞；hs將造成設備腐蝕，使加氫脫快催化劑和甲烷化催化劑中毒，對于下游加 工裝置而言，當氫氣，乙烯、丙烯產品中的酸性氣體含量不合格時，可使下游加 工裝置的聚合過程或催化反應過程的催化劑中毒，也可能嚴重影響產品質量。因此，在裂解氣精微分離之前，需將裂解氣中的酸性氣體脫除于凈。 裂解氣 壓縮機入口裂解氣中的酸性氣體摩爾分數含量約 0.2 %-0.4 %，一般要求將裂

27、解 氣中的hs co的摩爾分數含量分別脫除至1 x10-6以下。1.6.2.3 酸性氣體雜質的脫除方法堿洗法脫除酸性氣體 堿洗法是用naoh為吸收劑，通過化學吸收使 naoh與裂解氣中的酸性氣體發生化學反應，以達到脫除酸性氣體的目的。 其反應如下：+- n組 g + hoh2s + 2naoh * na2s + 2h2o上述兩個反應的化學平衡常數很大，在平衡產物中h2s、co2的分壓幾乎可降到零，因此可使裂解氣中的 h2s、co2的摩爾分數含量降到1m0-6以 下。但是，naoh吸收劑不可再生。止匕外，為保證酸性氣體的精細凈化，堿 洗塔釜液中應保持naoh含量約2%左右，因此，堿耗量較高。堿洗

28、可以采用一段堿洗，也可以采用多段堿洗。為提高堿液利用率，目 前乙烯裝置大多采用多段（兩段或三段）堿洗。即使是在常溫操作條件下， 在有堿液存在時，裂解氣中的不炮和燒仍會發生聚合，生成的聚合物將聚集 于塔釜。這些聚合物為液體，但與空氣接觸易形成黃色固態，通常稱為 黃油”。 黃油”的生成可能造成堿洗塔釜和廢堿罐的堵塞，而且也為廢堿液的處理造 成麻煩。由于 黃油”可溶干富含芳爛的裂解汽油，因此，常常采用注人裂解 汽油的方法，分離堿液池中的 黃油。圖-20為兩段堿洗。如圖所示，裂解氣壓縮機三段出口裂解氣經冷卻并 分離凝液后，再由37c預熱至42c,進入堿洗塔，該塔分三段，i段水洗塔 為泡罩塔板，r段和田

29、段為堿洗段（填料層），裂解氣經兩段堿洗后，再經水 洗段水洗后進人壓縮機四段吸入罐。補充新鮮堿液含量為18%-20%,保證h段循環堿液naoh含量約為5%-7%;部分ii段循環堿液補充到田段循環堿液 中，以平衡塔釜排出的廢堿。田段循環堿液 naoh含量為2%-3%。圖3 20 兩段堿洗工藝旅程1-加的耨；2-成洗塔；3, 4tlitt慵壞su 5一水觀施壞基堿洗塔操作條件：溫度常溫（30-40 c）：溫度升高，裂解氣中酸性氣體平衡分壓增加，脫除不 凈；溫度降低，反應速度降低，堿液粘度增加，且生成的鹽在廢堿中的溶解度下 降，流動阻力增加，結晶，造成阻塞，操作費用增加，故選常溫。壓力中壓（1mp時右

30、）：壓力升高，裂解氣中酸性氣體分壓增加，溶解度增 加，脫除徹底；但壓力太高，設備材質要求升高，能耗增加，會有部分重組分脫 除，且生成的鹽在廢堿中的溶解度下降，結晶，造成阻塞，故選中壓。堿液濃度18%-20% （10%-15%）:太小酸性氣體脫不凈，太高浪費且堿液 粘度增加，生成的鹽在廢堿中的溶解度下降，結晶，造成阻塞，故選18%-20%。乙醇胺法脫除酸性氣體 用乙醇胺做吸收劑除去裂解氣中的 h2s、co2是 一種物理吸收和化學吸收相結合的方法，所用的吸收劑主要是一乙醇胺（ mea） 和二乙醇胺（dea）。在使用過程中一般將這兩（或三種加三乙醇胺）種乙醇胺 混合物（不分離）配成30%左右的水溶液

31、（乙醇胺溶液，因為乙醇胺中含有羥基 官能團，溶于水）使用。以一乙醇胺為例，在吸收過程中它能與 h2s、co2發生如下反應。2hoqh4-nh2(hoc2hlnh力2hoe洱nh3hsoqt + hio ,、2hoe上網一nh2t(hoc2h4mh,依、g+iko . t(hocj匕刈以= 2h0q1nmmmhooi2hogh4一nh + g11 hoc2h4nhcoonhjqi i4oh以上反應是可逆反應，在溫度低，壓力高時，反應向右進行，并放熱；在溫 度高，壓力低時反應向左進行，并吸熱。因此，在常溫加壓條件下進行吸收，吸 收液在低壓下加熱，釋放出h2s、co2,得以再生，重復使用。醇胺法與堿

32、洗法的比較醇胺法與堿洗法相比，其主要優點是吸收劑可再生循環使用，當酸性氣含量較高時，從吸收液的消耗和廢水處理量來看， 醇胺法 明顯優于堿洗法。醇胺法與堿洗法比較如下：a醇胺法對酸性氣雜質的吸收不如堿徹底， 一般醇胺法處理后裂解氣中酸性 氣體積分數仍達30-50 m0-6,尚需再用堿法進一步脫除，使 h2s、co2體積分數 均低于1x10-6,以滿足乙烯生產的要求；b醇胺雖可再生循環使用，但由于揮發和降解，仍有一定損耗。由于醇胺與 染基硫、二硫化碳反應是不可逆的，當這些硫化物含量高時，吸收劑損失很大；c醇胺水溶液呈堿性，但當有酸性氣體存在時，溶液 ph值急劇下降，從 而對碳鋼設備產生腐蝕。尤其在

33、酸性氣濃度高而且溫度也高的部位（如換熱器， 汽提塔及再沸器）腐蝕更為嚴重。因此，醇胺法對設備材質要求高，投資相應較 大；因此，一般情況下乙烯裝置均采用堿法脫除裂解氣中的酸性氣體，只有當 酸性氣體含量較高（例如：裂解原料硫體積分數超過0.2%）時，為威少堿耗量以降低生產成本，可考慮采用醇胺法預脫裂解氣中的酸性氣體， 但仍需要堿洗法 進一步作精細脫除。1.7 裂解氣的干燥1.7.1 水的來源及水的危害主要來源有：稀釋劑、水洗塔、脫酸性氣體過程。裂解氣經預分儲處理后進 人裂解氣壓縮機，在壓縮機人口裂解氣中的水分為入口溫度和壓力條件下的飽和 水含量。在裂解氣壓縮過程中，隨著壓力的升高，可在段間冷凝過程

34、中分離出部 分水分。通常，裂解氣壓縮機出口壓力約 3.5-3.7 mpa,經冷卻至15c左右即送 入低溫分離系統，此時，裂解氣中跑和水含量約（600-700） x10-6o危害：這些水分帶人低溫分離系統會造成設備和管道的堵塞，除水分在低溫下結冰造成凍堵外在加壓和低溫條件下，水分尚可與爛類生成白色結晶的水合 物，如ch4?6h20、c2h6?7h20、c3h8?8h20。這些水合物也會在設備和管道內積 累而造成堵塞現象，因而需要進行干燥脫水處理。 為避免低溫系統凍堵，通常要 求將裂解氣中水含量（質量分數）降至1x10-6下，即進入低溫分離系統的裂解氣 露點在-70c以下。1.7.2 水的脫除方法

35、裂解氣中的水含量不高，但要求脫水后物料的干燥度很高， 因而，均采用吸 附法進行干燥。常用的干燥劑有：硅膠、活性碳、活性氧化鋁、分子篩等。分子篩：由氧化硅和氧化鋁形成的多水化合物的結晶體，在使用時將其活化， 脫去結合的水，使其形成均勻的空隙，這些空有篩分分子的能力，故稱分子篩。 氧化硅和氧化鋁的摩爾比不同，形成了不同的分子篩，有a、x、y型，每種又包括很多種，如a型有板有3a、4a、5a等。3a分子篩是離子型極性吸附劑，對極性分子特別是水有極大的親和性，易 于吸附；而對h2、ch4、c3以上姓類均不易吸附。因而，用于裂解氣和姓類干 燥時，不僅爛的損失少，也可減少高溫再生時形成聚合物或結焦而使吸附

36、劑性能 劣化。反之，活性氧化鋁可吸附c4不飽和燒，不僅造成c4烯姓損失，影響操作 周期，而且再生時易生成聚合物或結焦而使吸附劑性能劣化。3a分子篩劣化的主要原因是由于細孔內鉀離子的入口被堵塞所致，循環初期劣化速度較快，以后 慢慢趨向一個定值。其裂化度約為初始吸附量的 30%左右，較活性氧化鋁為優。 目前，裂解氣干燥脫永均采用3a分子篩，一般設置兩個干燥劑罐，輪流進行干 燥和再生，經干燥后裂解氣露點低于-70c。裂解氣中含有h2s、co2、h2o、c2h2c3h4、co等氣體雜質，其含量見表達 2-6。來源主要有：一是原料中帶來；二 是裂解反應過程生成；三是裂解氣處理過程引人。兼3海 瞥式裂解爐

37、裂解氣中雜質的含藕質質旦分效靠，曲質鼠分數(200-00)10(2000-5000) x 10a這些雜質的含量雖不大，但對深冷分離過程是有害的。而且這些雜質不脫除，進 入乙烯，丙烯產品，使產品達不到規定的標準。尤其是生產聚合級乙烯、丙烯， 其雜質含量的控制是很嚴格的，為了達到產品所要求的規格，必須脫除這些雜質， 對裂解氣進行凈化。1.7.3 裂解氣的精儲裂解氣在78個串聯和并聯的精儲塔中，根據沸點的不同，在加壓下最終 分離出氫一甲烷、乙烯、乙烷、丙烯、丙烷、碳四儲分、碳五儲分和裂解汽油等 產品。分離程序視分離流程的不同而異。 精儲塔的壓力是可選擇的，混合物的泡 點隨壓力的增加而升高，增大壓力，

38、可使塔頂冷卻費用降低，塔的單位截面積處 理量增大；但相對揮發度隨之減小，從而導致回流比的增大；同時，會因塔釜溫 度升高而可能生成聚合物。甲烷與乙烯的分離就沸點而論并不困難。 但由于含有大量的氫而不得不采取 低溫，致使這里成為消耗能量最大的部分。 聚合級的乙烯純度要求極高，且由于 催化加氫帶入甲烷，需要第二次脫除。另外，乙烯與乙烷的分離、丙烯與丙烷的 分離也是十分重要的，因為它們的相對揮發度都相當小 ，分離時回流比大（前者為 3.54.5,后者高達20）,分離效果直接影響最終產品的純度。河南城建學院本科士畢業設計工藝計算書如果采用后加氫流程則可嚴格控制氫快之比， 使乙快轉為乙烯，乙烯總量因 而略

39、增加。1.8 文獻綜述（參考文獻列在最后面）為了做本次設計我查閱了許多資料， 其中還有張老師為我們找的兩本，對我 的設計能順利完成有很大的幫助。這些書分別為石油煉制設計數據圖表集上 ?；W院煉油教研組編，石油化工工藝計算圖表 北京石油設計院編，化 工工藝設計手冊第二版（上冊）國家醫藥管理局上海醫藥設計院編，化學工 程手冊第二版（上卷） 時鈞、汪家鼎、余國琮、陳敏恒主編，matheson氣 體數據手冊 【美】卡爾l.約斯主編.陶鵬石、黃建彬、朱大方譯，基本有機 化工工藝學 華東理工大學等合編.吳指南主編，分離工程 張順澤、劉麗 華等編，化工熱力學 馬沛生主編，化工機械基礎 第二版陳國桓主編，化

40、 工設備機械基礎第二版 湯善甫、朱明恩主編。1.9 設計任務的依據1.9.1 數據（不全面）ic10c2三c2=c20c；c3三cc40z0.020.00140.60.250.11510.00750.00550.00051.0212.工藝計算書（物料和熱量衡算）2.1 確定輕重關鍵組分選取c2f輕關鍵組分,c2為重關鍵組分 ic10c2三crc0c3三c；c3=c：zz0.020.00140.60.250.00750.00550.11510.00051.0裂解氣進入乙烯塔的量：13.383萬噸13,383 104則 365 24= 15.2774t/h又混合氣的摩爾質量為m =30,0616k

41、g/kml152.4kg/h =508,2032kmol / h裂解氣的進料量：30.06162. 2計算塔頂塔底組成，塔頂塔底溫度(1)由進料組成、進料量按清晰分割求 d w因為題目中輕重組分收率分別為 99%、95%設c2勺回收率l =90%。3一的回收率h =95%d 一二508.2032 0.6 0.99 = 301.8727kmol / h c2-w _=508.2032 0.6 - 301.8727 = 3.0492kmol / hc2-w =508.2032 0.25 0.95 = 120.6983kmol/h c3-d 一=508.2032 0.25-120.6983= 6.3

42、525kmol / h c3-計算結果列表如下: izifidixdiwxwici00.0210.164110.1641000c2三0.00140.71150.7115000c2=0.6304.9219301.87270.81603.04620.0408c00.25127.05086.35250.10646.35250.085c3=0.115158.494200.038158.49420.7825c00.00552.7951002.79510.0.0374c3三0.00753.8115003.81150.051c00.00050.2541000.25410.003399z1.0000508.2

43、032319.10080.999974.75661.0000確定關鍵組分塔頂、塔底分布量：按理想切割情況塔頂量d =508.2032 0.02 0.0014 0.6 = 315.7975kmol/h塔底量w = f -315.7975 =192.4057kmol/h(2)估算塔頂、塔底溫度td、tw、及各組分相對揮發度按理想切割的組成來進行計算，操作壓力為0.5mp?！皒 =、x =1設塔頂溫度為-68c,用露點方程ki計算列表如下:組分ic 10c2三c2=0c2工)di (kmol / h)10.16410.7115301.87276.3525319.1008 ydi0.031850.00

44、222970.9460.01991.000043ki11.71.350.930.51/ydi/ /ki0.99379在所設的-68c條件下，乙猿符合0.99yd/ki)1.0故所設塔頂溫度-68 c正確。設塔底溫度為-8c,用泡點方程zkixi =1計算列表如下: i a w (kmol /h) xwikixwi kic3=0.78250.48740.920.4484c300.03740.010080.7280.007280c20.0850.081185.50.4436c20.0033990.080170.1750.014c3三0.0510.075630.080.061e21.14830.99

45、996/1.0069河南城建學院本科士畢業設計工藝計算書在所設的-8c條件下，工kixwi符合0.992%”01,故所設塔底溫度 92c正確。 dh = 0.0198kmol / hwl = 0.0282kmol / h為避免計算后關鍵組分濃度超過限度值，在dh和w采用計算濃度值略小于規定值，分別為0.0196, 0.028因此 dh =315.7975 0.0196 = 6.189631kmol / hwh = 127.0508-6.1896 =120.8612kmol/ h始二0.0512w =192.4057x0.028 = 5.3874kmol/hdl -301.8727 - 5.38

46、74-296.4852kmol/ hdwl =55。3310求以重關鍵組分c2為對比組分的各組分的平均相對揮發度，計算列表如下： 1kd%dhkwa iwhaihg12.721.525422.87.524812.7269c2三1.592.69696.852.26072.4683c2=1.091.84754.951.63371.7373c20.5 913.0311c3三0.0870.10751.120.36960.2335c3=0.0660.11190.920.30360.1843c300.0450.07630.740.24420.1365c400.0060.01020.1550.05120.0

47、229a=kdidhkhk- kiwiwh -kh%h =(%dha )12 iwh )代入漢斯特別克公式，得到：log(dw)i -log(dw)h ；log(dw)l-log(dw)hlog - lh-log 0. 0 51 2o gih log 55. 0331 log0. 0512 l og 1. 7 3 7 3二1 .29 0 7 o g ih 1.7406 1.29070.2399=1 2. 6 35 74 1ho91.(4)分別將除關鍵組分以外的各組分的平均相對揮發度進一步求得di、w、x叭xwi ,列表如下: iaih(%ifidiwxdixwic1012.72694.658父- -121010.164110.16412.182xc2100.032111.1385mc/410c2三2.46834650.50380.71150.71151.5296m100.0022487.9807m10c2=1.737354.9921304.9219299.47615.44580.94610.02811c010.0512127.05086.1882120.86260.019550.6306c3三0.23355.3235 父10,3.81152.02910.3.81156.3183x 1020.01989c3=0.18432.68x