年产30万吨乙烯裂解气脱甲烷系统工艺设计(毕业设计)

摘要

摘要：在乙烯生产中，脱甲烷系统的能量消耗相当的大，大约是整个分离系统能量的50%，确立一个能量消耗低、投资小、流程简单的脱甲烷系统流程相当的重要。这次设计过程中将首先对几种分离方法做简单的比较，然后选择技术成熟、操作稳定、产品纯度高、能耗低的深冷分离法。从能耗来看，在深冷分离的三种流程中，以顺序流程的能耗最低。流程确立后，将要根据已知产品的产量和要求，对整个脱甲烷系统工艺流程进行相应的计算，确定各部分的操作条件，然后对主要的分离设备的工艺尺寸计算，并做出流程图和主设备图。

关键词：乙烯；脱甲烷塔；深冷分离；乙烯生产

Abstract

Abstract:In the production of ethylene , energy consumption of demethanizing system is rather remarkable, about accupying the separate system of 50% entirely , establish one energy consumption lower , little invest , the simple flow of demethanizing system is equal to importance. At first, compared to several kinds of separation methods in this design, then choose mature technology , operate stability , and produce product quality, which is separation by deep refrigeration. According to energy consumption, in separation by deep refrigeration include three kinds, but it is the lowest energy consumption of sequential process. After process established, according to the product of output and the request of process requirements, demethanizing system of process flow going on corresponding calculation, and confirm the operation condition of every part, then calculate anyone which are separate equipment, process and dimension. And do the process flow diagram and the main drawing.

Keywords:Ethylene; Demethanizer; Separation by deep refrigeration ; Ethylene producing.

目录

1 绪论 (1)

1.1乙烯裂解气分离技术的现状 (1)

1.2乙烯脱甲烷系统设计的目的、意义 (1)

1.3设计过程主要解决的问题 (2)

1.4设计的指导思想 (2)

2 脱甲烷系统流程及基础数据 (3)

2.1脱甲烷系统流程的确定 (3)

2.1.1 后脱氢高压深冷法 (3)

2.1.2 前脱氢高压深冷法 (3)

2.1.3 带膨胀机的前脱氢高压深冷法 (3)

2.1.4 带C

回收塔的高压脱甲烷法 (3)

2

2.1.5 前脱氢低压深冷法 (4)

2.1.6 结论 (4)

2.2设计基础数据 (5)

2.2.1 设计要求 (5)

2.2.2 基础数据 (5)

3 工艺过程计算 (8)

3.1分离器的计算 (8)

3.1.1 分离器的操作参数 (8)

3.1.2 分离器的工艺计算 (8)

3.1.2.1 第一分离器 (8)

3.1.2.2 第二分离器 (9)

3.1.2.3 第三分离器 (10)

3.1.2.4 第四分离器 (11)

3.1.2.5 第五分离器 (11)

3.1.2 富氢产品和低压甲烷产品 (12)

3.2脱甲烷塔的计算 (12)

3.2.1 进料的确定 (12)

3.2.2 脱甲烷塔塔板数计算 (13)

3.2.2.1 塔顶和塔底抽出物料 (13)

3.2.2.2 塔顶和塔底操作温度、压力 (15)

3.2.2.3 理论和实际塔板数计算 (17)

3.2.2.4 脱甲烷塔热量衡算 (19)

3.2.2.5 换热器及冷箱热负荷计算 (20)

4 主要设备工艺尺寸计算 (26)

4.1压缩机 (26)

4.1.1 甲烷压缩机 (26)

4.1.2 去脱乙烷塔原料压缩机 (28)

4.2分离器 (29)

4.3.1 塔径和板间距 (35)

4.3.2 堰及降液管 (36)

4.3.3 塔板设计 (38)

4.3.4 板压降的计算 (39)

4.3.5 几个极限的校核 (40)

4.3.6 塔板的负荷性能图 (42)

4.3.7 设计结果 (48)

4.3.8 塔件设计 (49)

谢词 (50)

参考资料 (51)

1 绪论

乙烯是石油化工工业中最重要的基本原料之一，由乙烯装置生产的乙烯、丙烯、丁二烯、苯、甲苯、二甲苯，即“三烯三苯”是生产各种有机化工原料和合成树脂、合成纤维、合成橡胶三大合成材料的基本原料。乙烯工业的发展水平代表一个国家石油化学工业的水平。乙烯也是世界上产量最大的化学品之一。

乙烯装置是最复杂的化工装置之一，近年来随着我国乙烯工业的迅速发展，对乙烯技术的研究和开发取得了重大的进展。

1.1 乙烯裂解气分离技术的现状

分离裂解气中烃类的方法有深冷分离法，油吸收法、络合分离法和吸附分离法。

油吸收分离法虽然可以省略乙烯制冷系统，但是吸收过程中不能得到氢气产品，只能获得甲烷-氢气混合馏分，而且总的能耗很高，生产一吨的乙烯的能耗大约为深冷法的1.5至2倍，产品质量差，回收率低，因此在大型装置上都不采用油吸收法，但由于其投资低的缘故，在小型的生产装置中仍然采用此法。

此外，尚对络合分离法和吸附分离法进行过研究，但现在还没有实现工业化。

深冷分离法技术成熟，操作稳定，产品纯度高、能耗低，是应用最广泛的工业分离技术。按照裂解气中烃类分离顺序的不同，深冷分离法可分为以下不同的流程：顺序分离流程；前脱丙烷流程；前脱乙烷流程。其中，以顺序分离法的适应性最广泛，能耗最低，所以其应用也最广泛。

目前，Lummus、S&W、Kellogg等公司均采用顺序流程，Linde公司采用前脱乙烷流程，三菱油化及Brawn、UOP公司等多采用前脱丙烷流程。

1.2 乙烯脱甲烷系统设计的目的、意义

脱除裂解气中的氢和甲烷，是裂解气分离装置中投资最大、能耗最多的环节。在深冷分离装置中，需要在－90℃以下的低温条件下进行氢和甲烷的脱除，其冷冻功耗约占全装置冷冻功耗的50％以上。

在顺序分离流程中，进入脱甲烷系统的裂解气除含有氢、甲烷之外，还有碳二至碳五以上的各种烃类。在前脱丙烷的分离流程中，进入脱甲烷系统的裂解气除氢和甲烷之外，其余为碳二和碳三馏分。在前脱乙烷的分离流程中，进入脱甲烷系统的裂解气仅含氢、甲烷和碳二烃类。

显然，在不同分离流程中，进入脱甲烷系统的气体组成相差甚大。由于不同流程的差异，找一种合适的、最优化的流程来满足工艺的要求成为十分必要的问题。

1.3 设计过程主要解决的问题

（1）根据导师给的题目要求，确定一个合适的工艺流程；

（2）查找基础数据；

（3）假设工艺流程中的各种主要的操作参数；

（4）通过工艺的计算，确定工艺过程中各种工艺操作参数；

（5）计算工艺流程的主要设备的工艺尺寸；

（6）对主要的设备，画其设备图；

（7）翻译与乙烯脱甲烷相关的外语文献。

1.4 设计的指导思想

本次设计过程中确保独立完成设计内容，以科学的态度来对待此次毕业设计。培养自己综合运用所学知识独立完成课题的工作能力、分析问题和解决问题的能力；培养自己从文献检索、科学实验、生产实践的调查研究中获得知识的能力。

2 脱甲烷系统流程及基础数据

2.1 脱甲烷系统流程的确定

对于深冷法脱甲烷，有以下几种较为典型的工艺流程]3[：后脱氢高压深冷法、前脱氢高压深冷法、带膨胀机的前脱氢高压深冷法、带C2回收塔的高压脱甲烷法和前脱氢低压深冷法。

2.1.1 后脱氢高压深冷法

此法将裂解气经过一系列冷却器冷至－63℃，所得全部气液混合物送入脱甲烷塔，塔顶流出物冷却至－102℃，其冷却液回流入塔，未凝缩气体经两级冷箱分离甲烷和氢。所得氢的浓度约71%，氢的回收率一般为53%，乙烯损失2%左右。塔釜的C2以上馏分去脱乙烷塔分离。

2.1.2 前脱氢高压深冷法

此法是在逐级冷却裂解气的过程中使冷却后的气液混合物在分离罐中分离，其液相送入脱甲烷塔，气相则进一步冷却。因此，可在进入脱甲烷塔之前，在预冷过程中分离出大部分的氢和相当部分的甲烷。这样不仅减少了脱甲烷塔的进料量，而且使塔内甲烷/氢的比值大为提高，从而使能耗和乙烯的损失均大幅度降低。前脱氢高压深冷法所得氢气产品的浓度可以达到95mol%，乙烯的损失可以降低到0.1%以下。

2.1.3 带膨胀机的前脱氢高压深冷法

在高压深冷法中，脱甲烷塔塔顶馏出的甲烷，大部分是经过节流阀减压，从而为原料预冷系统提供冷量。如以膨胀机代替节流阀，即以等熵膨胀代替等焓膨胀，不仅能回收一定的机械功，而且能增加这部分甲烷的制冷量。

Lummus公司将－98℃的气相高压甲烷经过透平膨胀机膨胀减压至0.34MPa，温度降至－140℃。对30万吨/年乙烯装置而言，由透平膨胀机可回收280KW的机械功，并且使乙烯制冷功耗减少530KW，共节能810KW。

回收塔的高压脱甲烷法

2.1.4 带C

2

Linde公司早期曾采用后脱氢高压脱甲烷流程，现在已经转向前脱氢的方法。与Lummus公司的前脱氢流程相比，其主要的特点是增设了C2回收塔。当原料通过一系列冷箱冷至－95℃时气相产品中尚有相当的C2馏分，为此，增设C2馏分回收塔，对第三级冷箱的气相产品进行分馏，所得富含C2组分的馏分送入脱甲烷塔，而分馏C2之后的甲烷－氢馏分在进一步冷凝而获得氢气和甲烷产品。

与Linde的低压法相比，对30万吨/年乙烯装置而言，乙烯在甲烷中的损失可由347基方/小时降至181基方/小时，而压缩机的总功率降低2568KW。

2.1.5 前脱氢低压深冷法

该法是前脱氢高压深冷法的改进。原料预冷仍在3MPa的高压下进行，而脱甲烷塔则在0.5～0.6MPa压力下操作。脱甲烷塔压力降低，将使甲烷对乙烯的相对挥发度增大从而可以大幅度降低回流比。前脱氢高压深冷法脱甲烷塔回流比为0.8～1.0，而前脱氢低压法脱甲烷塔的回流比可以降低到0.09～0.1。对30万吨/年的乙烯装置而言，由于回流比的降低，塔顶冷凝器的冷冻功耗可由1800～1900KW降至550KW。

低压脱甲烷塔操作压力降至0.5～0.6MPa(G)左右时，其塔顶操作温度将降至一120℃甚至更低。为满足塔顶冷凝所需低温冷量的要求，一种方式是增设甲烷制冷系统提供所需低温冷量，另一种方式是采用循环甲烷和透平膨胀机提供所需低温冷量。

2.1.6 结论

从上述典型工艺流程的比较可以看出：前脱氢分离流程明显优于后脱氢工艺流程，目前；后脱氢工艺流程基本上已被淘汰。脱甲烷塔在低压操作的时候，其相对挥发度增大，大幅度的降低了回流比，从而降低了塔顶冷凝器的能耗，而且分离产品的纯度高。在此次设计中，我将选择前脱氢低压深冷工艺流程，流程图如图2-1。

1、2、3、4、5、6、7——冷箱；8、9、10、11、12——第一、二、

三、四、五分离器；13——脱甲烷塔；14、16——原料换热器；

15——塔底再沸器； 18、20——段间冷却器；17——甲烷压缩机；

19——塔底釜液压缩机

图2-1 低压深冷脱甲烷工艺流程图

2.2 设计基础数据

2.2.1 设计要求

1、装置规模：乙烯产量30万吨/年

2、进入系统裂解气的组成、温度、压力：

3、出系统富氢产品组成

4、去脱乙烷系统气体组成

2.2.2 基础数据

查资料得，没有设置膨胀机的乙烯分离装置在分离过程中乙烯的损失量]5[大约是乙烯产量的1.89％（质量）。假设装置的年工作时间为300天，则在原料中的乙烯的量为：

1000000×( 1 + 0.0189 ) = 1018900 kg/d = 1018900/28.0536 = 36319.75932kmol/d 入口气体的量：

864kg/d 2451763.361kmol/d 104427.1403478

.00536.281018900

==?

表2-1 初始物料组成及基本数据假设装置年工作时间为300天

临界常数来源于参考资料[3]、[9]

出系统富氢产品

续表2-1 初始物料组成及基本数据

3 工艺过程计算

3.1 分离器的计算

3.1.1 分离器的操作参数

假设在分离输送过程中，由一个换热器以及管道所产生的压力降为0.01～0.02MPa ，则： 裂解气温度、压力： 0℃(3.56MPa)→ -34℃(3.54MPa)→ -47.23℃(3.52MPa)→ -72℃(3.50MPa)→分离罐（1）气体→ -72℃→-98℃(3.48MPa)→分离罐（2）气体→ -98℃→-136℃（3.46MPa ）→分离罐（3）气体→ -136℃→-155℃(3.44MPa)→分离罐（4）气体→ -155℃→-180℃(3.42 MPa)→分离罐（5）气体→ -180℃→富氢组分

现在已知富氢中各组分的百分含量，当设计参数达不到要求的时候，再调整温度，以达到设计的要求。

3.1.2 分离器的工艺计算

分离器的计算过程中，首先根据操作温度和压力，利用K1atm 法、Ｐ－Ｔ－Ｋ图法和ｆ／ｐ图法求出各组分的汽液平衡常数，然后利用牛顿迭代法求出等温闪蒸过程的气化率ｅ，最后在已知气化率，平衡常数和进料组成的情况下根据下面的公式求闪蒸后的组成：

()[]

11-+=

i i

i k e Z x （３－１）

i i i x k y = （３－２） e = V/F （３－３）

式中：i Z ——进料中i 组分的摩尔组成；

i x ——分离后液相中i 组分的摩尔组成； i y ——分离后气相中i 组分的摩尔组成；

e ——气化率；

i k ——i 组分在操作条件下的企业平衡常数；15

V ——分离后气相的量；Kmol/d F ——进料量；kmol/d

3.1.2.1 第一分离器

由于裂解气在到达第一分离器之前通过换热器和输送管时会有压降产生，根据假设的压力降，可知在到达第一分离器是压力为3.50MPa ，温度为-72℃。

根据压力和温度查出各组分的平衡常数，然后利用牛顿迭代法计算出气化率

e，并依据公式（3-1）、（3-2）、（3-3）求出分离后气相和液相中各组分的分子含量和流量。具体计算数据如表3-1所示。

表3-1 第一分离器等温闪蒸结果

3.1.2.2 第二分离器

第一分离器出来的气相将通过冷箱换热后进入第二分离气进行等温闪蒸分离，分离的温度为-98℃，压力为3.48MPa。

计算步骤同3.1.2.1，计算结果如表3-2中所示。

表3-2 第二分离器等温闪蒸结果

续表3-2 第二分离器等温闪蒸结果

3.1.2.3 第三分离器

第二分离器出来的气相将通过冷箱换热后进入第三分离气进行等温闪蒸分离，分离的温度为-136℃，压力为3.46MPa。

计算步骤同3.1.2.1，计算结果如表3-3中所示。

表3-3 第三分离器等温闪蒸结果

3.1.2.4 第四分离器

第三分离器出来的气相将通过冷箱换热后进入第四分离气进行等温闪蒸分离，分离的温度为-155℃，压力为3.44MPa。

计算步骤同3.1.2.1，计算结果如表3-4中所示。

表3-4 第四分离器等温闪蒸结果

3.1.2.5 第五分离器

第四分离器出来的气相将通过冷箱换热后进入第五分离气进行等温闪蒸分离，分离的温度为-180℃，压力为3.42MPa。

计算步骤同3.1.2.1，计算结果如表3-5中所示。

表3-5 第五分离器等温闪蒸结果

3.1.2 富氢产品和低压甲烷产品

通过分离器五闪蒸后的气相将作为富氢组分输出，所以富氢组分的产量为16036.63198kmol/d，其中氢气的分子含量为95.585%

低压甲烷由第四分离器和第五分离器中分离出来的液相混合而成，其组成如表3-6中所示。

表3-6 低压甲烷的组成

3.2 脱甲烷塔的计算

3.2.1 进料的确定

物料1由第一分离器出来的液相经过减压（节流阀）后送入脱甲烷塔，物料2由第二分离器出来的液相经过减压（节流阀）后送入脱甲烷塔，物料3由第三分离器中出来的液相经过减压后送入冷凝器5中回热后送入脱甲烷塔。

塔顶回流脱甲烷塔顶气体经冷箱回收冷量后送入甲烷压缩机，甲烷压缩机出口气体部分作为高压甲烷产品送出，另一部分返回冷箱，经冷却至一定的温度后送入脱甲烷塔顶作为回流。

节流过程，根据H-S图和T-S图可以查出各组分节流效应值△t，然后利用各组分的组成、根据相加性原理近似计算出节流后的温度变化值。

△t = ∑各组分质量百分含量×各组分的截流效应值

物流1由从第一分离器出来的液相，温度为-72℃，压力为3.46MPa，根据其液相的摩尔组成计算其质量百分含量。节流后的温度变化值：

△t = -15.36℃

同理：物流2由第二分离器中出来的液相，温度为-98℃，压力为3.44MPa，节流后压力为0.53MPa，节流后的温度变化值：

△t = -11.79℃

物流3由第二分离器中出来的液相，温度为-136℃，压力为3.42MPa，节流

后压力为0.52MPa ，节流后的温度变化值：

△t = -21.22℃

分离罐4出来的液相经过截流后，压力为0.52MPa ，温度降低了18.74℃，分离罐5出来的液相经过截流后，压力为0.53Mpa ，温度降低了16.83℃。

所以进料条件如表3-7、3-8中所示

表3-7 进料温度、压力及流量

表3-8 进料中各组分的组成

3.2.2 脱甲烷塔塔板数计算 3.2.2.1 塔顶和塔底抽出物料

由进料总量4321F F F F F +++= ，所以进料的总的组成如表3-9中所示。

表3-9 进料总物料及组成

精馏过程中，轻重关键组分分别是甲烷和乙烯，假设塔顶气体中的乙烯的摩尔分率≦0.0008，由于相对挥发度特别大，所以可以采用清晰分割计算。

物料守恒：

W D F += （3-4）

i i i Dy W x FZ +=

（3-5） 式中：F ——物料进料总量，kmol/d ；

D ——塔顶抽出的物料量，kmol/d ；

W ——塔底抽出的物料量，kmol/d ；

i y ——塔顶各组分的摩尔组成； i x ——塔底各组分摩尔组成； i Z ——总进料中各组分的摩尔组成

根据公式（3-4）、（3-5），对塔中的各种物料列出物料守恒关系式

物料平衡关系式

编号 总物料

84774.84891=+W D

（1） 2H

944.95501=+Dy （2） CO

995.13302=+Dy

（3） 4CH 0524.225450008.03=+W Dy

（4）

42H C

866.363095913.00008.0=+W D （5） 62H C 7433.967903=+W x （6） 22H C

4794.45904=+W x

（7） 63H C 001.1139305=+W x （8） 83H C 16685.33406=+W x （9） 43H C

47942.45907=+W x （10） +

4

C 12122.262108=+W x

（11）

联立（1）～（11）可以计算出：

D =23604.8452 kmol/d W =61287.0025 kmol/d 塔顶和塔底的汽液相组成如表3-10中所示

表3-10 塔顶塔底各组分的组成

3.2.2.2 塔顶和塔底操作温度、压力

现在假设塔顶的操作压力为0.51MPa ，塔底的操作压力为0.57MPa ，根据表3-10中塔顶和塔底的组成，先假设温度，然后利用K1atm 法、Ｐ－Ｔ－Ｋ图法和ｆ／ｐ图法求出各组分的汽液平衡常数，根据视差法分别求出塔顶的露点和塔

底的泡点，及为塔顶和塔底的操作温度。露点泡点视差计算如表3-11和表3-12中所示。

表3-11 塔顶露点温度视差计算

表3-12 塔底泡点温度视差计算

根据表3-11和3-12中可以知道，塔顶的操作温度为-134.6℃，塔底的操作温度为-53.4℃。