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矿产工业技术论文 年产20万吨煤制乙烯-乙烯合成工段工艺设计

2018-12-20 14:16:53来源:组稿人论文网作者:婷婷

  摘要:乙烯是全世界非常重要的化工原料,目前烯烃生产技术主要依赖于石油,在石油资源紧缺的今天,烯烃的需求量仍在持续快速增长,尤其是乙烯。因此,本设计以煤为原料制备甲醇进而生产乙烯的替代路线,以煤为原料生产乙烯技术主要包括煤气化、合成气、合成气制甲醇、甲醇制烯烃等工艺技术组成,本文主要是乙烯合成为主线进行工艺设计。本文从甲醇制烯烃(DMTO)技术进行了该题目的化工工艺设计。

  关键词:煤制烯烃;乙烯;石油

  总论

  1.1乙烯重要性

  1.1.1乙烯的用途

  在工业领域中,用作制造乙醛、塑料、合成纤维、合成乙醇等重要原料。每年乙烯产品大约45%用于生产聚乙烯,用量最大;其次是用乙烯生产氯乙烯和二氯乙烷;乙烯氧化制乙二醇和环氧乙烷。另外乙烯氧化制乙醛、乙烯制取高级醇、乙烯合成酒精。在农业领域中,用乙烯处理黄化幼苗可使叶柄偏上生长和茎加粗;乙烯也有促进器官衰老和脱落的作;乙烯可诱导插枝不定根的形成;乙烯也可促进雌花分化和某些植物的开花,促进漆树、橡胶树排出乳汁等。

  1.1.2市场分析

  (1)国内市场前景

  我国乙烯行业的专家预测,未来几年我国生产的乙烯仍然供不应求。2007年烯烃的生产量以及消费量相差甚多,自给率仅为50%~70%。以乙烯为例:2007年我国乙烯生产能力约为966.5万t/a,中国乙烯工业将迅速发展,在2015年乙烯产能已经达到了1784万t/a,比2007年的966.5万t/a增加了817.5万t/a。据相关部门预测,2020年我国乙烯需求量将达到3700万~4100万t,以及生产能力将达到2300万t/a,但是只能满足国内需求的60%左右。这些数据都体现我国烯烃市场缺口非常大,具有不错的发展前景。

  根据《煤炭深加工示范项目》表述,在2015~2020年,中国将重点建设煤化工升级示范装置15个,其中烯烃项目至少5个。预计到2020年,我国将有年产1000万吨煤制烯烃装置开始投产。据统计,目前拟建及已建的煤制烯烃产能已经超过3100万吨。到那时,我国将是世界煤制烯烃产能最大的国家。今后3~5年,我国大部分烯烃工业装置都是煤制烯烃工艺技术装置。近3年内,我国计划建设36个煤制烯烃装置,它们绝大多数将建在我国西部煤资源丰富的省份。中国石化、大唐国际、中煤集团、中国神华和蒲城清洁能源化工公司等设计规模、建设规划都超出60万吨/年烯烃,180万吨/年甲醇。近3~5年,我国现有的石脑油裂解制烯烃的装置将可能低于煤制烯烃新技术装置。

  (2)世界市场前景

  预计2019年全球将迎来不少乙烯装置集中建成并投产,产能将急剧增加,新增乙烯产能将会达到750万吨/年及以上,其中乙烯在美国的产能将新增约600万吨/年。随着中国、印度和北美许多新置的开车,2018-2019年全球乙烯产量将快速增加,将会给世界乙烯行业和石化市场的利润在短期内带来较大的冲击和压力。但是未来全球需求增长总体仍将高于产能增长。目前,乙烯需求在全球仍以年均550万~600万吨的速度增加,相当于每年需要建造世界级规模乙烯装置5~6个。预计2020年前全球乙烯产能年增长为3%,需求的年均增长4.5%;2020-2025年乙烯产能增长每年低于1%,需求年均增长率为4%。

  1.2生产方式

  生产乙烯主要有三条途径:第一种是以石脑油作为生产原料,经过蒸汽或催化剂裂解生产乙烯的石油路线;第二种是以粮食、秸秆、甘蔗、木薯为原料发酵生产乙醇、乙醇脱水制乙烯的生物质路线;第三种是以煤炭为原料,采用煤气化制甲醇、甲醇转化制烯烃的煤炭路线。

  1.2.1石油制乙烯

  石油制烯烃目前主要有蒸汽裂解工艺和催化裂解工艺。

  (1)蒸汽裂解是石油烃类如乙烷或石油馏分石脑油、柴油等在高温和水蒸气存在的条件下发生分子断裂和脱氢反应,伴随少量聚合、缩合等反应的过程。目前蒸汽裂解技术是指管式炉蒸汽裂解,其核心技术是管式裂解炉。裂解气分离是深冷分离的重要方法之一,深冷是过程运用了-100℃以下的低温冷冻系统。它是利用裂解气中各种烃的相对挥发度不同,在低温下冷凝氢气以外的烃类,最后在精馏塔中进行多组分精馏分离,所以这种方法本质是冷凝精馏过程。

  (2)催化裂解结合了催化裂化和蒸汽裂解,目的产物是低碳烯烃并兼产轻质芳烃。

  催化裂解工艺[8](DCC工艺)

  该工艺是由中国石化石油化工科学研究院开发的,以重质油为原料,使用固体酸择形分子筛催化剂,在较缓和的反应条件下进行裂解反应,生产低碳烯烃或异构烯烃和高辛烷值汽油的工艺技术。

  催化热裂解工艺(CPP工艺)

  该工艺是中国石化石油化工科学研究院开发的制取乙烯的专利技术,在传统的催化裂化技术的基础上,以蜡油、蜡油掺渣油或常压渣油等重油为原料,采用提升管反应器和专门研制的催化剂以及催化剂流化输送的连续反应-再生循环操作方式,在比蒸汽裂解缓和的操作条件下生产乙烯[9]。CPP工艺是在催化裂解DCC工艺的基础上开发的,其关键技术是通过对工艺和催化剂的进一步改进。

  烯烃

  分离

  蒸汽裂解

  SC

  石油

  烯烃

  减压精馏

  常压精馏

  分离

  催化裂解

  DCC、CPP

  图1-1石油制烯烃技术的流程

  但随着近几年来石油的价格不断增加,传统工艺的石油制乙烯生产成本不断升高,最后导致乙烯的上市价格增加,使得采用石油制乙烯工艺的利润空间不断减小。

  1.2.2生物乙醇制乙烯

  国内外已有多家公司可提供由生物乙醇原料生产乙烯的技术,2010年9月,巴西Braskem石化公司的20万吨/年绿色乙烯装置建成投产,这是世界上第一套以甘蔗乙醇(采用蔗糖发酵)为原料生产乙烯再生产乙烯的装置。我国乙醇制乙烯尚处于小规模生产阶段。乙醇催化脱水制乙烯过程的技术关键在于选用合适的催化剂。已报道的乙醇脱水催化剂有多种,具有工业应用价值的主要有活性氧化铝催化剂和分子筛催化剂。目前采用生物乙醇脱水路线制乙烯在技术上是可行的,但是尚需解决一些规模化生产的关键技术问题。主要是研究开发低成本乙醇生产技术;研究开发过程耦合一体化工艺技术,对乙醇脱水生产技术进行过程集成化;研究开发高性能催化剂,降低催化剂成本;装置大型化,提高能源综合利用效率,进一步降低生产成本,使生物乙烯的生产路线和经济效益能够与当前石油制乙烯的价格持平或更具有经济效益。而且现在我国现有的乙醇脱水制乙烯装置是建立在燃料乙醇后继生产线上的,工艺路线比较陈旧、能耗过高,催化剂寿命短、热稳定性低、与社会挣粮食,总体上不经济。

  1.2.3煤制烯烃

  乙烯是最基本的有机原料,且用途十分广泛。以煤为原料生产乙烯技术主要由煤气化制合成气、合成气制甲醇、甲醇制烯烃、乙烯精馏工艺组成。七十年代的两次石油危机使煤又受到重视,进行了一系列化工产品的研究和以煤为原料生产合成燃料的工作。采用煤炭制取烯烃等化工原料,一方面可以提高煤资源的利用效率;另一方面也使其转化更加的低碳化、简便化和洁净化,也有利于过程中CO2的富集及污染物的处理。其流程图如图1-2。

  水

  丙烯

  硫回收

  煤

  乙烯

  烯烃分离

  烯烃合成

  甲醇合成

  净化

  煤气化

  C3、C4组分

  氢回收

  空分

  图1-2煤制乙烯的技术流程图

  甲醇制烯烃技术,是煤制乙烯的核心步骤,甲醇制烯烃技术的代表性工艺有:中国科学院大连化物所的DMTO技术和UOP/HYDRO的甲醇制烯烃(MTO)工艺,以下做详细介绍。

  (1)UOP/HYDRO的制烯烃(MTO)工艺

  UOP/Hydro MTO工艺采用以四乙基氢氧化胺为模板剂合成的SAPO-34分子筛催化剂。该催化剂反应周期短,需要频繁再生,所以采用循环再生流化床反应器。反应温度为400~500℃,反应压力0.3 MPa。这项工艺的特点是:乙烯和丙烯选择性之和达到80%,通过改变工艺条件,乙烯和丙烯摩尔比可以在0.75~1.50调节,为用户提供了安排生产的灵活性。在此基础上,UOP公司和道达尔公司共同开发了烯烃裂解工艺(OCP),使用MTO-OCP联用技术,将乙烯和丙烯总产率提高了10%~15%,丙烯/乙烯比可以超过2,产品经分离和提纯后能得到乙烯。UOP/Hydro MTO工艺流程示意图见图1-3。

  甲醇

  碱洗塔

  脱丙烷塔

  水

  碱洗水

  干燥器

  脱甲烷塔

  脱乙烷塔

  C4

  乙烯精馏塔

  丙烯精馏塔

  乙烯

  燃料气

  乙烷

  丙烯

  丙烷

  反应器

  图1-3UOP/Hydro MTO工艺流程图

  (2)DMTO工艺

  大连化学物理研究所是中国较早进行甲醇制烯烃工艺研究的单位之一,以廉价的三乙胺为模板剂成功合成了SAPO-34分子筛催化剂,并在此基础上开发出了从合成气经二甲醚制低碳烯烃的工艺。2004年大连化学物理研究所与洛阳石化工程公司合作,基于该工艺的后半段二甲醚制烯烃,使用改性的新一代催化剂,开发了新的MTO工艺,同时适用二甲醚原料,即甲醇/二甲醚制烯烃(DMTO)工艺。2004年大连化学物理研究所联合陕西新兴煤化工科技发展公司和中石化洛阳工程公司,开发出成套的DMTO工艺(图1-4),其反应温度475~505℃,反应压力0.12MPa。2006年该技术完成工业性试验,取得了甲醇转化率达100%、低碳烯烃选择性达90%以上的试验结果。2010年5月,采用DMTO工艺技术的神华包头煤制烯烃项目完成装置建设,并于8月份试车成功,甲醇转化率达到100%,乙烯和丙烯总选择性超过80%,1 t烯烃消耗3 t甲醇[10]。2011年1月1日,该项目正式开始商业化运营,年产600 kt烯烃产品,是世界上首套煤制烯烃工业化装置。DMTO流程示意图如图1-4所示。

  乙烷

  丙烯

  丙烷

  甲醇

  碱洗塔

  脱丙烷塔

  水

  碱洗水

  干燥器

  脱甲烷塔

  脱乙烷塔

  C4

  乙烯精馏塔

  丙烯精馏塔

  乙烯

  燃料气

  反应器

  急冷塔

  水洗塔

  图1-4 DMTO工艺流程示意图

  经过对比分析因此,中国能源结构中石油占16.2%,煤炭占74.7%,以往的烯烃生产严重依赖石油。但中国石油资源短缺,而煤炭资源储量世界第三,生物质资源丰富。因此发展替代石油路线烯烃生产技术应该从煤炭和生物质等多种资源中考虑。但生物乙醇制烯烃技术还不够成熟,规模很小。UOP/Hydro MTO和DMTO都是流化床反应器,UOP/Hydro MTO以四乙基氢氧化胺为模板剂,成本较高;大连化学物理研究所以廉价的三乙胺为模板剂,在催化剂价格方面很占优势。因此本设计采用DMTO煤制烯烃技术。

  1.3研究内容

  1.3.1选题背景

  到目前为止,乙烯的需求量仍在增加,发展新技术势在必行。因此,发展煤制乙烯技术具有优越的前景,而且煤气化、合成气净化和甲醇合成技术均已实现商业化,有多套大规模装置在运行,煤制烯烃技术已日趋成熟,具备工业化条件。

  乙烯生产方法主要有催化裂解技术、蒸汽裂解技术及煤制乙烯技术等。前面二种属于石油合成路线,石油合成路线工艺非常成熟,但是原料来源紧张,价格波动大、投资高。煤制烯烃产业保持原料低成本、煤资源丰富的优势,所以本课题研究煤制乙烯的化工工艺的优化。

  1.3.2研究的目的及意义

  乙烯是世界上产量最大的化学产品之一,乙烯产品占石化产品的75%以上,在国民经济中占有重要的地位。据中国石油和化学工业协会预计,目前,乙烯仍然无法满足下游市场的需求。但是传统的石油制备乙烯路线冗长,投资和消耗高。所以煤制乙烯产业将对我国石油消费形成有效的替代,发展煤代油产业成为我国必然的战略选择,也是保证国家能源安全的重要途径之一。

  2、工艺选择

  煤制乙烯是以煤为原料,经过煤气化生产合成气,合成气制甲醇,最后甲醇合成烯烃,进行分离与提纯,得到乙烯产品。在煤气化阶段,采用美国的Texaco水煤浆气化技术,该技术不仅生产的煤气质量好,气体压缩功耗小,而且热量回收利用率高,投资较小。在合成气制甲醇阶段,采用的低压甲醇工艺中的Lurgi法,Lurgi法不仅副反应少,单程转化率高,床层温差小,而且合理利用反应热,操作简便,要求的循环气量比ICI低压甲醇合成工艺约少一半。在甲醇合成烯烃阶段,采用大连化学物理研究所的DMTO工艺,该工艺采用廉价的SAPO-34分子筛催化剂,可以让甲醇转化率达100%、低碳烯烃选择性达90%以上。以下将详细介绍各个部分的流程及装置。

  2.1煤气化制合成气

  2.1.1空分装置

  将空气经过离心式空气压缩、分子筛空气净化、两级空气精馏的方法分离为氮气和氧气。其中氧气进入煤气化装置用于煤气化,氮气用于全厂公用工程。

  2.1.2煤气化装置

  (1)煤炭预干燥

  首先将原料煤(粒度≤50 mm)破碎至合格的粒度(粒度≤6 mm),然后送入管式干燥机内进行干燥。方法是在干燥管的外部通入低压过热蒸汽,使煤表面的水分受热而蒸发。

  (2)煤粉制备

  经过预干燥碎煤仓中的原料煤先通过称重给煤机,然后再送到中速磨煤机中去磨煤制粉。

  (3)煤粉加压及给料

  常压煤粉在锁斗加压后进入煤粉给料仓中,并由管道CO2输送通入气化炉烧嘴。锁斗是实现煤粉由常压至加压的输送的变压操作系统。

  (4)气化及合成气冷却

  煤气化的烧嘴喷入氧气和煤粉,在气化炉的高温下,很快完成煤气化反应,生成含量很高的粗煤气(CO+H2)。

  (5)粗煤气净化

  离开冷却器的粗煤气通常会夹带入炉煤中20~30%的飞灰,通过干法除尘和文丘里洗涤塔两级湿法洗涤,使出口煤气中的飞灰小于1 mg/Nm3。

  (6)灰水处理

  含灰排放水从洗涤塔排出,通过气提、澄清处理后,绝大多数循环利用,少量处理水被抽出送入污水处理系统,防止卤素等有害物质的堆积。

  (7)氮气/CO2系统

  为实现全厂燃料气自平衡和降低甲醇合成气中氮含量,煤气化装置采用干法除尘器CO2反吹、密相CO2输送煤粉等措施。该工程设置有氮气/CO2公用气体系统。

  在煤转化的过程中有很多复杂的变化,这其中有:煤的干燥、裂解、氢气、氧气、水蒸气等气体的燃烧和水煤气反应等。

  主要反应方程式有

  2.1.3煤变换装置

  煤气中含有多种碳氢化合物,利用水蒸气和一氧化碳反应,使合成气的C/H得以调节是变换单元的任务。同时,气体中的有机硫也可以在催化剂作用下转化成无机硫组分。

  主要反应方程式有:

  (1)低温甲醇洗涤

  在高压低温的条件下,利用甲醇来吸收粗合成气中H2S和CO2气体。低温甲醇洗单元由以下几个部分组成:

  气体吸收部分

  由变换工序产生的粗合成气,首先经换热将变换气冷却,然后将粗合成气通入氨洗涤塔洗涤,将其中的NH3除去。最后合成气再经过变换气冷却器,进一步冷却。再将粗合成气通入甲醇吸收塔进行净化。

  甲醇吸收塔可分为预洗段、H2S吸收段。在预洗段中,粗合成气中的NH3和HCN等微量的组分最先被低温的甲醇吸收。在硫化氢吸收段,低温甲醇把粗合成气中的COS和H2S吸收。在CO2净化段,用甲醇吸收多余的CO2,来达到之后的反应中对CO2含量的要求。硫化氢吸收段和二氧化碳净化段中出来的富含CO2和H2S的甲醇溶液被送入中压闪蒸塔中回收利用。

  甲醇溶液的再生

  将闪蒸塔出来的含CO2的甲醇溶液送到甲醇再吸收塔的塔顶分离出其中的CO2。然后将闪蒸的甲醇溶液送入甲醇吸收塔再次利用。

  先将再吸收塔底部出来的溶液升温,之后被送到冷凝塔中。在其塔顶排出H2S,塔底排出的甲醇溶液被送入甲醇吸收塔中再次利用。

  (2)硫回收

  在Claus炉中,H2S与O2反应生成硫。经过一系列的冷却降温之后,硫变为固态被排出。图2-1为煤气化的工艺流程图。

  合成气

  (H2、CO)

  原料煤

  合成气净化

  煤气化

  合成气变换

  H2S

  O2

  硫磺

  空气

  空分

  图2-1煤气化工艺流程简图

  2.2合成气制甲醇

  (1)压缩工序

  从氢回收工序来的氢气和净化装置来的净化气混合进入压缩机。来自合成工序的循环气进入循环气压缩段压缩与新鲜气体压缩段的气体汇合送入合成工序。

  (2)合成工序

  从压缩工序来的合成气经入塔气换热器、气冷式甲醇合成塔和反应气换热升温过程之后,再从水冷式甲醇合成塔上部通入催化剂床层。甲醇合成反应是通过气体自上而下流通过管内催化剂床层来完成的,合成塔外侧锅炉给水吸收反应热而产出蒸汽。首先反应气在甲醇合成塔底部放出,然后通过气冷式甲醇合成塔管间更深一成的反应并且入塔气把热量移走,再由锅炉给水入塔气换热器、预热器回收余热后,最后在通过除盐水换热器、甲醇水冷器冷却送入甲醇分离器分离出已经冷凝下来的粗甲醇。在甲醇分离器顶部放出的气体,一部分作为循环气去联合压缩机,继续循环使用;另一部分作为驰放气去氢回收工序目的是为了回收氢气。

  (3)氢气回收

  合成工序放出的驰放气,其中一部分用盐水洗涤掉其中微量的甲醇,在分离水分之后再送入PSA变压吸附系统,得到的氢气浓度大于99.95%,另一部分氢气送往压缩工序和少量氢气送去聚丙烯装置,在燃料气管网处理尾气。

  (4)甲醇精馏

  合成工序生成的粗甲醇经预塔、常压塔、加压塔一系列过程精馏后得到精甲醇。图2-2为甲醇合成的流程简图。

  合成气

  甲醇

  甲醇精馏

  甲醇合成

  H2、CO

  H2、CO

  氢回收

  图2-2甲醇合成工艺流程简图

  主反应:

  副反应:

  2.3甲醇制乙烯

  图2-3为甲醇制备烯烃的流程。由图2-3可知,当甲醇进入反应器后,在催化剂的作用下,进行强烈的放热反应。在反应完成后,经过旋风分离器的作用,反应气与催化剂进行分离。反应气经过降温后,来到急冷塔。反应气在急冷塔中从下到上的与冷却水接触,降温。反应气经过水洗塔,除去部分含氧化合物和酸性气体。随后,被除去部分杂质的反应气被加压送到碱洗塔。碱洗塔主要是脱出剩余的酸性气体。经过碱洗塔后,进入干燥器脱水,完成干燥后进入脱丙烷塔进行分离。塔顶组分主要有H2、N2、C1、C2、C3等,塔底组分主要有C4、C5等组分。脱丙烷塔顶物料经过增压并缓慢冷却后送到脱甲烷塔。脱甲烷塔的塔顶物料是燃料气,脱甲烷塔的塔底产品直接进入脱乙烷塔。脱乙烷塔主要是进行C2、C3组分的分离,塔顶为C2组分,塔底为C3组分。脱乙烷塔塔顶产品进入乙烯精馏塔,塔底产品进入丙烯精馏塔。经过乙烯精馏塔就可以得到我们所需的产品乙烯。

  乙烷

  丙烯

  丙烷

  甲醇

  碱洗塔

  脱丙烷塔

  水

  碱洗水

  干燥器

  脱甲烷塔

  脱乙烷塔

  C4

  乙烯精馏塔

  丙烯精馏塔

  乙烯

  燃料气

  反应器

  急冷塔

  水洗塔

  图2-3 DMTO工艺流程简图

  2.4乙烯精馏装置

  塔型通常的选择原则:

  一、与物理性质有关的因素

  对于腐蚀性介质,宜选用填料塔为宜。

  对于易起泡的物系,当处理量不太大时,可选用填料塔。

  对于粘性较大物料,宜选用较大尺寸填料塔。

  对于热敏性的物料需要减压操作,防止过热引起聚合或分解,用压力较小的塔型为宜。

  对于操作过程中有热效应的系统,可选用板式塔。

  对于含悬浮物的物料,选择流通道较大的塔型为宜,可选用板式塔。

  二、与操作条件有关的因素

  若气相传质阻力较大,可选用填料塔。

  高的液体负荷,若用板式塔可选用浮阀塔与筛板塔,也可选用填料塔。。

  小的液体负荷,一般宜采用板式塔。

  当液气比比较小时采用板式塔为宜,因为液气比波动的适应性,板式塔比填料塔更好。

  板式塔比填料塔大操作弹性大。

  经过对比分析,板式塔更适合本次设计。

  板式塔可以分为浮阀塔、筛板塔和泡罩塔等,浮阀塔兼有筛板塔和泡罩塔的优点,现已成为国内应用最为普遍的塔型。尤其是在化学工业、石油中普遍使用,对它的性能研究也比较成熟。它的塔板结构的特点是在塔板上开有许多个大孔,每个孔上都装有阀片并且可以上下浮动。

  浮阀塔有下列优点:

  生产能力高。由于浮阀塔开孔率较大,其生产能力虽与筛板塔相近,但泡罩塔比它底20%—40%;

  操作弹性高。当气量的变化时,由于阀片可以自由升降,故正常操作所容许的负荷范围比筛板塔和泡罩塔都大;

  塔板效率较大。因为气体是沿水平方向吹入液层,所以气、液接触时间较长而雾沫夹带量较底;

  塔的造价低。因易于制造,结构简单,它的造价大约为泡罩塔的60%—80%。

  液面落差和气体压降较小。因为气、液流过浮阀塔板时所受阻力较底,故板上的液面落差及气体的压强降皆比筛板塔和泡罩塔的底。

  综上所述,最后选择板式塔中的浮阀塔作为乙烯的精馏塔型。

  3物料衡算

  3.1原料

  煤是一种广泛的化工生产原料。煤主要由以下五种元素组成:碳(C)、氢(H)、氧(O)、氮(N)、硫(S),其中碳、氢、氧元素的比例达到了总比例的95%以上。

  以新疆库车县的烟煤为例,其元素组成ω(%)QUOTEω(%):

  表3-1烟煤组成单位:%

  CHONS(可燃)S(不可燃)70.51016.20.851.830.62

  3.2各个工段的物料衡算

  该工艺由煤气化制合成气、合成气制甲醇、甲醇制烯烃、乙烯精馏工艺组成。本次设计主要是对甲醇精馏工段、烯烃合成工段、乙烯精馏工段进行物料衡算。

  3.2.1乙烯精馏工段物料衡算

  (一)已知条件

  (1)设计任务量

  QUOTEQUOTE

  (2)各物质的摩尔质量

  表3-1各物质的密度和摩尔质量

  物质化学式摩尔质量M

  单位:kg/kmolC2H4174.5C2H636.5H2O18.0

  (二)衡算流程图

  图3-1衡算流程图

  (三)物料衡算

  乙烯精馏塔是将来自脱乙烷塔顶,并经过乙炔加氢反应后的原料气(内含C2H4、H2、CO2、CO、C3H6、CH4、C2H2)在塔内经气液分离,最后在塔顶得到含量为99.95%的乙烯产品,塔底乙烯含量不超过0.5%的乙烷产品。进料组分中含乙烯(C2H4)80%左右,乙烷18%左右,其余还有少量的H 2、CO2、CO、C3H6、CH4、C2H2等气体[6]。为了便于计算本设计数据简化处理,现将各进料组成及性质列于表3-2。

  表3-2进料各组分组成及性质

  组分C2H4C2H6沸点-103.70 oC-88.6 oC分子量28.05 kg/kmol30.07 kg/kmol组成0.820.18

  选择乙烯为轻关键组分,乙烷为重关键组分,这样塔顶馏出液由乙烯和少量乙烷组成。塔釜由乙烷和少量乙烯组成。

  即,

  对C2H4进行物料衡算得:(3-1)

  又有:(3-2)

  代入数据,解得:

  则塔顶塔釜摩尔分率及摩尔流量列于表3-3

  表3-3塔顶塔釜摩尔分率及摩尔流量

  组分C2H4C2H6∑塔顶产品摩尔流量495.150.2477495.3977组成0.99950.00051塔底产品摩尔流量0.5468108.8115109.3583组成0.0050.9951

  3.2.2烯烃合成工段物料衡算

  (一)已知条件

  (1)设计任务量

  QUOTEQUOTE

  (2)各物质的摩尔质量

  表3-4各物质的密度和摩尔质量

  物质化学式摩尔质量M

  单位:kg/kmolC2H4174.5CH3OH32.0

  (3)甲醇制烯烃反应如下:

  主反应:

  (1)

  (2)

  (3)

  本设计中的副反应:

  (4)

  (5)

  (6)

  (7)

  (8)

  (9)

  (10)

  (二)衡算流程图

  图3-2衡算流程图

  (三)物料衡算

  根据已知条件,可求出进入乙烯精馏塔乙烯的质量流量:

  查阅文献可知,烯烃的选择性目前已经可以达到约80%,乙烯质量产率约为21%-25%[6]。取乙烯质量产率为21%,那么可以求出总的反应气的质量流量:

  在根据碳元素守恒,求出进口气体甲醇的质量流量:

  则进口气体甲醇的摩尔流量为。

  查阅文献[6]可知,反应后各物质的碳基收率如表3-4所示:

  表3-5反应后各物质的碳基收率

  物质CH4COC2H4C2H6C3H6C3H8C4H8C4H10C5H10碳基收率%1.82.167.11.422.41.03.30.40.5

  反应器出口原料气的各组分的流量

  C2H4:

  C3H6:

  C4H8:

  CH4:

  C2H6:

  C3H8:

  C4H10:

  C5H10:

  CO:

  (四)热量衡算

  若热损失取ΔH的5%,则需由反应段换热装置取出的热量为:

  反应段换热装置产生0.405Mpa的饱和蒸汽(饱和温度为143℃),

  143℃饱和蒸汽焓

  143℃饱和水焓

  则产生的蒸汽量

  3.2.3甲醇精馏工段物料衡算

  (一)已知条件

  (1)设计任务量

  QUOTEQUOTE

  (2)各物质的摩尔质量

  表3-1各物质的密度和摩尔质量

  物质化学式摩尔质量M

  单位:kg/kmolC2H4174.5C2H636.5H2O18.0

  (二)衡算流程图

  图3-1衡算流程图

  (三)物料衡算

  4乙烯合成工艺过程简述

  一项物质转换及运动的完成需把握工业过程的特点,主要是其热力学过程和动力学过程。一个化工过程得以完成,必须依赖于合理的工艺设计。按照过程热力学及过程自由焓,来确定完成过程的必要条件,如组分配比、添加剂、温度、稀释剂、压力等,然后依据反应动力学过程,选择合适反应器类型及设计参数,如时间、粒度、速度等,从而使过程能够以高效的效率完成。工艺设计为过程设计提供技术支持。正确的工艺设计不仅能够提高设计的精确性,而且可以提高设计的合理性。

  4.1工艺条件

  反应温度对过程的影响

  随着反应温度的升高,乙烯的选择性先增大后降低,当温度为475℃时乙烯的选择性最大,这是催化剂不同对选择性的影响,而且一定积炭量的形成有利于乙烯的生成。结合乙烯选择性对温度的变化趋势,在450℃有个极大值。这也许是由于高温下,积炭生成反应比烯烃生成反应较慢的原因。另外,从反应的机理角度出发,在较低温度下(T≤250℃),主要发生甲醇脱水至二甲醚的反应;而过高的温度下(T≥500℃),氢转移等副反应开始变得显著[4]。

  空速对过程的影响

  在反应温度为450℃,精甲醇进料的条件下,不同空速对乙烯选择性的影响程度不同。随着空速的不断加大,乙烯选择性先升高后降低,但是与温度相比,不如温度对其影响明显,这符合平行反应的机理。随着反应不断的发生,甲醇转化率会经历一个先升高,然后维持一段时间,最后快速下降的过程。反应空速最好设为1~5h-1,设定空速为3h-1最佳,因为较高的空速会加快催化剂的积炭量,使其失活加快,影响反应[5]。

  甲醇浓度对反应过程的影响

  当空速为3h-1,,反应温度为450℃的时候,甲醇浓度对乙烯选择性的影响如下。甲醇的浓度不断增加,然而乙烯的选择性不断减少。由研究可知,当甲醇质量分数为50%的时候,低碳烯烃选择性最高。这是由于进料中水的浓度增加,降低甲醇分压的作用越明显,从而越有利于低碳烯烃的生成。另外,蒸汽的进入可能会有效减缓催化剂积炭及失活,进料中水的浓度不断增加,低碳烯烃选择性就会增加,但是水的浓度过大不仅会加大能耗,在保证一定的甲醇处理量的情况下,大量的水务必会加大反应器的体积,而且,还会影响后续的产物分离与提纯。所以,在生产乙烯的过程中,进料中水的浓度都不易过大[4]。

  4.2技术方案

  依据当前煤制烯烃技术的发展程度以及煤制烯烃技术的设计条件,选择石油催化裂化工艺技术(FCC)的反应-再生系统,该系统由流化床烧焦再生器和快速流化床反应器组成。对于这种催化剂加气体的化学反应非常合适,并且反应过程中的SAPO-34催化剂不太容易积炭失活,通过该系统的再生反应阶段,可以增加催化剂的循环使用,节省反应的本钱。

  4.3生产工艺流程

  原料甲醇首先从甲醇储罐(常温,常压)通过泵的作用,进入换热器中进行预热,预热到120℃左右后,再进入后续换热设备中,继续预热到工作温度。在泵的作用下,输送到流化床反应器中(气体形式),通过气体分布器让甲醇气体与催化剂充分接触,在反应器中反应生成丙稀、乙烯等低碳的烯烃。反应器出口处的一、二级旋风分离器使得从反应器中出来的物料与催化剂进行分离。反应过程中不断进行连续循环再生过程,积炭失活的催化剂在经过脱气分开出烃类后,由提升空气带入催化剂的再生器中进行再生过程,经过烧炭再生的催化剂在进入再生器脱气阶段,脱去再生烟气后的催化剂,在经过上斜管和催化剂进料系统的作用,不停的送入反应器内进行反应。

  因为甲醇制烯烃反应是强烈的放热反应,流化床反应器的传质效果和传热效果好,升温、降温的时候温度分布均匀、稳定,催化可以持续连续再生,反应器单位产能大,单位投资不高。因此,本设计采用SAPO-34催化剂的流化床反应器在450℃和0.12MPa的条件下进行催化,生产乙烯。

  5流化床反应器的工艺设计

  5.1设计条件参数

  设计温度500℃;

  风压300Pa;

  地震设防烈度为7度;

  设计压力0.15MPa;

  超声波100%探伤(焊缝系数为1);

  甲醇操作空速3h-1;

  气体甲醇粘度2.43E-05Pa.s、密度0.54 kg/m3;

  进料气体的粘度黏度为1.923 E-05 Pa.s,密度为6.093 kg/m3;

  甲醇原料中水含量为5%(质量分数);

  催化剂密度ρs=1200kg/m3,催化剂的堆积密度ρ=700kg/m3,平均粒径dp=80μm。

  5.2起始流化速度

  起始流化速度是指刚刚能够使粒子流化起来的气体空床流速,记作。起始流化速度不仅仅与颗粒的物性有关,还与流体的物性有关,其计算公式如下式所示:

  对于小颗粒系统:

  (5-1)

  式中:

  为颗粒的平均粒径;

  分别为颗粒和气体的密度;

  为气体的粘度假设颗粒的雷诺数。

  将已知数据代入公式(5-1)

  校核雷诺数:

  判断流化形式的依据是将带入弗鲁德准数公式,其中散式流化,<0.13;聚式流化,>0.13。

  代入已知数据求得

  根据以上计算可得到该流化床的流化形式为散式流化。

  5.3颗粒的带出速度

  当气速增加到某一速度时,流体对颗粒的曳力与颗粒的重力相等,颗粒就会被气流所带走,这就是带出速度[1]。其计算公式如下式所示:

  当时,

  (5-2)

  当时,

  (5-3)

  当时,

  (5-4)

  流化床正常操作时不希望夹带,床内的最大气速不能超过床层平均粒径颗粒的带出速度,因此用计算带出速度。

  代入已知数据求得

  校核雷诺数:

  ()

  5.4流化数的计算

  流化数m是指颗粒的带出速度和最小流化速度的比值。计算得

  5.5流化层面积A的计算

  5.5.1最低质量流化速度的计算

  按李伐提出的公式:

  式中

  -开始流化时空塔质量速度,;

  -颗粒的平面平均直径,;-流体密度,;

  p-颗粒密度,;

  -流体黏度,。将已知条件代入上述公式得

  5.5.2进料蒸汽流化质量速度的计算

  由公式得,

  5.5.3流化层面积A

  由物料衡算知,反应器进料蒸汽的质量流量为99856.3kg/h,由于进料量太大,现采取两套设备并联,那么现在以一套设备进行计算,则F=99928.15kg/h。流化层面积按下式计算,

  5.6密相段直径的计算

  5.7扩大段直径的计算

  扩大段的直径计算按照公式:

  (5-5)

  式中:

  ——扩大段的内径,m;

  ——反应器内径,m;

  ——实际操作速度,m/s;

  ——最小带出速度,m/s。

  其中,最小带出速度为:

  (5-6)

  由上式计算出最小带出速度s。选择操作速度为0.007m/s根据式(5-5)计算得到扩大段的直径=7.92m。圆整取=8 m。

  5.8床层空隙率

  床层空隙率是指催化剂颗粒的空隙体积占整个床层体积的比值。

  5.9催化剂装填量的计算

  根据前面计算可知,反应器甲醇的进料量为94.9吨每小时,甲醇的空速约,因此催化剂的装填量为。

  5.10床层的压降

  流化床在正常操作时具有恒定的压降,其压降计算公式为

  5.11流化床反应器高度的计算

  床高分为四个部分,即反应段,扩大段,过渡段,以及锥形段高度。

  5.11.1静止床层高度H

  催化剂的体积可有床层催化剂的质量除以催化剂的堆积密度计算得出,再由公式,计算出H=2.72 m。

  5.11.2密相段流化床层高度

  床层的膨胀比R是指,流化床层高度与起始流化状态时的床层的高度之比,即,对于粗颗粒床(),R≈1.1~1.2,而对于细颗粒床(),R≈1.2~1.7。现将床层的膨胀比R取为1.5,并且采用催化剂的静止床层高H代替,则可由公式计算得到密相段流化床层高为:

  5.11.3气固分离高度的计算

  气固分离高度(TDH)这个概念的提出,首先是由Zenz于1958年提出。在流化床和再生器中他所表示的是当气体速度大于颗粒终端速度时,抛投出的颗粒达到保持夹带量基本不变所需高度。经过长期的生产设计,陆续有很多化工界的专家对TDH的计算做出了总结,根据不同的经验公式,查图可得[9]:

  (5-7)

  式中:

  ——气固分离高度,m;

  ——反应段直径,m。

  由前面条件得到D2=4.6m,根据式(5-7)计算有:

  反应段的总高度由下式计算:(5-8)

  由前面条件得到,根据式(5-8)计算有:

  5.11.4扩大段的高度

  扩大段高度按经验选取,H2=8m。

  5.11.5过渡段高度的计算

  据扩大段的直径及反应段的直径,选用的过度段椎体的锥度为120°,计算出过度段的高度有:

  (5-9)

  式中:

  ——过度段筒体锥度;

  ——过度段高度m;

  得到

  5.11.6锥体部分

  流化床反应器锥体角度不大于45,根据反应器直径计算可得到锥体段高度H4,

  由,取底座直径为2m,解得H4=1.3 m

  流化床反应器的总高度,考虑到各种内部构件的合理安装等因素,最终反应器高度取30 m。

  5.12关键部件的确定

  流化床不仅仅包含床层主体,还必须包括一些关键部件,共同组成具有一定功能作用、满足一定工艺的流化床反应器。流化床的关键部件主要有分布板、换热部件、预分布气室、加料装置、溢流管、排料装置和气固分离器等部件。主要取决于物料特性不同,应用对象不同,所以,流化床所包含的部件也会不太相同,它们工作特性以及部件的结构形式也有所不太一样。它们有一定的安装规律,却又有很大的变化,需要灵活运用。

  5.12.1分布板

  分布板是属于流化床反应器中的关键部件之一,相对于鼓泡流态化操作来说,分布版对它的影响特别严重,如果设计制造的不合适,可能会造成局部“失流”,还可能会出现死床,高温条件下,还会造成床料烧结,还会使床层气泡尺寸变大,使反应气体和固体颗粒之间的传递与接触缓慢,还会造成床料泄漏,难以长期保持稳定工作环境。

  分布板的作用主要体现在以下三点,首先,是使流体均匀分布并进入床层,与床层中的固体颗粒均匀接触,形成均匀的流化状态;其二是对流化床中的物料起到支承或部分支承作用,消除系统的不稳定性,形成稳定的操作条件;第三,增强抗干扰能力,限制不稳定的外界恶性发展。可以说,分布板是流化床均匀、稳定操作的重要保证。

  分布器中主要分为三类:混合分布器、板式分布器和管式分布器。分布器结构选择原则主要有:磨损少、易于加工、停车不漏料、寿命长。经过综合考虑,此次选择直孔风帽分布板,其结构如下图5-1所示:

  图5-1直孔风帽分布板

  根据板式分布器的设计原理设计计算阻力系数[8]。

  (5-10)

  式中:

  ——侧孔总阻力系数;

  ——侧孔阻力系数;

  ——物料阻力系数。

  其中:

  当时,

  (5-11a)

  当时,

  (5-11b)

  式中:

  ——分布板厚度,mm;

  ——板孔直径,mm。

  取L=30mm,d0=12mm,可以计算得到。

  当Re=300~2000时,

  (5-12a)

  当Re=2000~4.4×104时,

  (5-12b)

  式中:

  ——风帽侧孔直径,mm。

  侧孔直径取12 mm,计算得到∑ξ=1.75。则得到ξ=3.21。根据经验关系式[13],则选择的开孔率为15%。

  由于已知开孔率的大小,所以在计算出孔间距的大小。则开孔个数由下式计算

  (5-13)

  式中:

  ——开孔个数;

  ——开孔率;

  ——分布板直径,mm;

  ——板孔直径,mm。

  分布板选择直径为4.6 m,代入式子(5-12)可以得到:

  开孔按等边三角形排列,两个风帽的中心距S0为等边三角形的底边,h为等边三角形的高,如图3-2所示:

  图3-2分布板开孔布置几何图

  则有:

  (5-14)

  由图3-2可知风帽的有效距离l有,

  (5-15)

  因此,

  (5-16)

  由以上的式子可知,该分布板的有效间距、开孔直径和开孔率这三个参数是相互制约的,将式子(5-16)代入式子(5-13)可解得:

  (5-17)

  由上式可以看出,开孔间距和风帽间的有效距离l与孔径d0成正比,有效距离越大,则孔径越大;如果开孔或风帽个数减少,那么间距l会变得太大,气孔的均匀性将会变差;一般工业上常选择风帽的有效距离为100~150mm左右,本设计反应器选择有效间距为150mm,则有:

  5.12.2内部构件

  反应器采用床层内部构件,是为了抑制床层气泡影响的重要举措。在低气速操作下的气固流化床,气固相混合剧烈,床层温度处处相同,有利于床层反应控制,但是气泡的存在,会使气固物料接触不充分,转化率下降,而且部分气体短路。同时,停留时间分布较广,气体完全混合,这会降低复杂的化学反应过程的选择性。内部构件分为以下三类:垂直结构、塔型结构以及水平结构。在我国的流化床内部,一般都是采取水平的挡板结构。

  目前,水平挡板的尺寸的设计尚无完善的方法进行计算。挡板的直径比流化床反应段的直径稍小,床层周边会形成一个小的环隙,其宽度一般为10~50mm,可作为颗粒循环的通道。挡板间距的大小尚无完善的方法进行计算,只能依靠以往的经验和实验结果进行计算,导向挡板则是由大小不一的30~50mm宽的金属板按与间距50~100mm范围、水平倾角55°组合焊接组成。所以,由设计经验得到该流化床反应器采用4.0m直径的挡板,间距选用为2m。水平挡板的结构如下图5-3所示。

  图5-3水平导向板结构尺寸图

  5.12.3气固分离器

  在反应器中,气固两相相互接触进行反应,在反应末端需要通过气固分离器使得气体产物与固体催化剂分离和再生。气体产物将进入下一工段进行提纯,与此同时,催化剂将进入再生器中循环再生利用。因为反应器较大,而且气体产物中携带的固体颗粒较多,一般简单的分离不能达到分离的效果,所以,必须采用多级分离系统。目前工业中采用的分离器主要有惯性分离器和旋风分离器两种。

  惯性分离器的目的主要是完成急速转向的目的,由于其中固体颗粒的惯性会因为气体运动方向发生变化而变化,所以可以达到气固相分离的目的。但是这惯性分离器的气流压降低,结构简单,分离效果不太令人满意。通常喜欢在气体管上端安装惯性分离器,进行初步分离。

  惯性分离器通常有以下三种类型,T型,伞帽型,L型。其中T型分离器比较常用,一般装在与沉降器同轴的顶端,当上行气流经过T型分离器的水平段短管时,气流由下面的圆喷口流出,从而达到气固两相的分离,其分离效率最好可达到85%左右。其结构如图5-4所示。

  图5-4 T型惯性分离器结构图

  相对于惯性分离器来说,在分离气固相中采用最多的分离器是旋风分离器。旋风分离器不仅提高分离的效率,而且有利于反应器中的催化剂的回收,还使得气体产物中的固体颗粒极大的减小。

  旋风分离器的优缺点如下,优点是不仅结构简单,还可以分离高浓度的固体颗粒以及承受高温高压,缺点是压降较大,对粒度过小(小于5μm)的物料的分离效率效果不好。

  图5-5旋风分离器的简图

  在目前国内工业生产中,旋风分离器的型号大多采用PV型,在选择旋风分离器的尺寸时,首先要考虑安装方便,分离效率高等方面的因素,有如下设计结果。第一级中有dr/D=0.5,第二级中有dr/D=0.25,其中dr表示排气管下口直径,D表示壳体直径。D取值不应大于1.3m(其中包括衬里),第一级取D=1.2m,第二级取D=1m。作为PV型旋风分离器,其余主要结构参数如下:

  KA=5,de/D=0.4,h/a=1,L1/D=1.35,L2/D=2.12,L3/D=5。

  其中:

  D——筒体直径,mm;

  KA——特征参数;

  de——排气管上口直径,mm;

  a——入口管高度,mm;

  h——排气管插入深度,mm;

  L1——圆筒段高度,mm;

  L2——圆锥段高度,mm;

  L3——分离空间高度,mm。

  计算得出一级和二级分离器的各部分尺寸如表5-1所示。

  表5-1旋风分离器尺寸汇总表

  D/mmKAde/mmdr/mma/mmh/mmL1/mmL2/mmL3/mm第一级12005480600500500162025446000第二级10005400500500500135021205000除了结构参数之外,气体入口和出口流速是影响分离效率和压降的重要因素,最大值不可超过下表5-2中的数值。

  表5-2出入口流速上限值

  入口流速m/s出口流速m/s第一级2130第二级2445旋风分离器的布置和结构:

  一级旋风分离器的料腿下伸到床底部,下料腿端部安装锥形堵头,使催化剂能够随自下而上的气流进入下料管内。二级旋风分离器下料腿置入床层稀相区,下料腿端部安装挡风帽和翼阀。

  5.13流化床壁厚

  流化床反应器的设计温度为500摄氏度,压力为0.15Mpa,因此选择0Cr18Ni9材料,该种材料在设计温度下的许用应力为100Mpa,流化床体采用双面对接焊,局部无损探伤,取流化床体焊接接头系数为φ=0.85,壁厚的附加量取c=2mm。

  筒体厚度按下式计算,

  (5-18)

  式中:——厚度,mm;

  ——设计压力,MPa;

  ——屈服强度,MPa;

  ——焊接系数。

  则有:

  考虑到流化床的高度,风载荷,地震载荷有一定影响,取反应器的名义厚度为7 mm,流化床筒体的有效厚度为:

  筒体的应力按下式进行计算:

  许用应力,应力校核合格。

  对于扩大段:

  考虑到扩大段以及过渡段压力略有减小,而且扩大段温度不高,因此选取扩大段、过渡段壁厚为均10 mm。

  锥形段是反应气体的预分布阶段,不发生化学反应,温度低而且锥形段的直径不大,因此壁厚较小,但是考虑到安装和选材的方便性,其壁厚也选取为10mm。

  5.14椭圆封头

  由于反应器压力较低,封头承压不大,故选用应用最为广泛的椭圆形封头,设计压力为0.15Mpa,设计温度为500摄氏度,腐蚀裕量为2mm,封头焊缝系数为0.85。封头高度取1.5 m。

  选择材料为0Cr18Ni9材料,在设计温度下,其许用应力为100Mpa。形状系数为K=1.0

  封头厚度按下式进行计算

  考虑到便于焊接,故选取封头厚度为10 mm。

  5.15筒体水压试验及其强度校核

  水压试验的试验压力=1.25P=0.15Mpa。水压试验时,壁内应力为:

  已知0Cr18Ni9材料在常温下的屈服强度为,计算,可以知道水压试验时筒体壁内应力小于,故水压试验安全。

  5.16质量载荷计算

  计算前将反应器分别进行计算:

  塔壳的质量

  圆筒质量:

  (5-19)

  式中:——圆筒质量,kg;

  ——反应段圆筒质量,kg;

  ——扩大段圆筒质量,kg;

  其中:

  (5-20)

  式中:——圆筒质量(i=a,b,c),kg;

  ——圆筒外径,m;

  ——圆筒内径,m;

  ——圆筒长度,m;

  ——钢材密度,kg/m3。

  查得。根据式子(5-19)计算得到,,。则将其代入式子(5-19)得到,。

  封头及过渡段质量:

  查得,的椭圆封头质量为,过渡段的质量根据式子(5-20)计算出圆筒质量取其倍,得到。

  则封头及过渡段质量kg。

  则有塔壳加封头的质量为,

  塔内构件质量

  查阅[16]相关资料得到:

  旋风分离器质量:

  惯性分离器质量:

  则塔内主要构件质量。

  人孔、法兰及附属物质量

  kg

  保温及耐磨材料质量

  保温材料和耐磨材料都采用矾石水泥,其中保温材料的密度为,耐磨材料的密度为。

  利用圆筒和封头体积计算公式估算保温层和耐磨层的体积,分别是,。则可得:

  保温材料质量;耐磨材料质量。则。

  平台扶梯质量

  选择笼式扶梯,单位质量为,钢制平台,单位质量为。平台数取[22]。则:

  (5-21)

  式中:——平台扶梯质量,kg;

  ——筒体外径,mm;

  ——壁厚,mm;

  ——平台宽度,mm;

  ——平台数;

  ——平台单位质量,kg/m;

  ——扶梯单位质量,kg/m;

  ——扶梯高度,m。

  根据式子(5-20)计算得到,。

  操作时塔内物料质量

  操作时,塔内主要物料为甲醇和催化剂及产物,依据质量守恒,平衡状态下,加入甲醇量和催化剂的量则可以视为操作时的物料质量。一小时质量为,根据停留时间,估算停留在床层中的物料质量约为。

  充水质量

  (5-22)

  式中:——充水质量,kg;

  ——水的密度,kg/m3;

  ——反应器体积,m3;

  ——壳体直径,m;

  ——反应器高度,m。

  根据式子(5-21)可以计算得到。

  全塔操作质量

  全塔最小质量

  全塔最大质量

  5.17塔的自振周期

  因为流化床反应器反应高度H>20m则必须考虑高振型的影响。根据塔设备的自振周期公式有:

  (5-23)

  式中:——第一振型自振周期,s;

  ——塔段质量,kg;

  ——塔段质量重心高度,m;

  ——塔总高度,m;

  ——顶部到塔段高度,m;

  ——计算断面惯性矩,m·kg·s2;

  计算得到第一振型自振周期。

  5.18预热器的热量衡算

  在原料气进入反应器之前,需要进行原料的预热,假设原料初始温度为,预热后的温度为,处理量为,经查表可知,水的比汽化热为,比热容为;甲醇的比汽化热为,比热容为;

  原料一小时升温到吸收的热量

  5.19主反应器设计结果

  主反应器最终设计结果如下:

  表5-1反应器设计表

  项目名称流化床反应器操作介质甲醇和水混合气,Sr-SAPO-34操作流量kg/h99928.15操作压力MPa0.12操作温度℃450设计压力MPa0.15设计温度℃500密相段直径m4.6密相段高度m

  气固分离高度m4.08

  9.2扩大段直径m8扩大段高度m8过渡段高度m5.3锥形段m1.3反应器总高m30

  6、建厂条件和厂址选择

  6.1厂址自然地理概况

  (1)地理位置

  本项目拟建于库车化工园区内,位于库车县城东北部,东边和北边以314国道为临,南边临近库车县城规划建设的疆南路,西距库车县货运火车站约5 km,规划面积50平方公里。厂址距库车县城不远,有较好的供水、供电及对外运输条件,还可共享生活、生产的服务性设施,有效地节约本项目工程建设投资。库车县已探明煤炭资源储量约为21亿吨,储量丰富,煤质优良,品种较齐全,分布集中。厂址区域平坦开阔,地质状况较好,不受洪水威胁;适宜做建设场地。厂址符合当地城镇规划,符合环境保护要求。该厂将充分利用新疆地区的资源优势,实现资源的综合利用和就地转化,为新疆地区的经济发展做出应有的贡献。

  (2)气候条件

  本区深居亚洲内陆,距海遥远,且四周又有高山环绕,海洋影响很难到达,因此,库车县属于温带大陆性干旱气候。由于天山的屏障作用,北来的寒流和水汽难以进入南疆,所以在气候上表现为,冬季寒冷,夏季干热,平均风速偏小,常年干燥少雨,日照丰富,库车县是全国年平均晴天最多的县市,阴天年平均只有44天。夏季白天最长达16小时,冬季白天最短也在10小时以上。

  (3)地形地貌

  从区域总体上看,库车县北部为山区,南部为平原,地势北高南低,自西北向东南倾斜。山地和平原面积各占50%。厂址场地为山顶坡地,地形北高南低,黄海高程为1115m~1125m,自然坡度为1.0%。厂址地貌为粗沙砾石覆盖,按其成因称为砾质戈壁砾石。无耕地无民房。

  (4)工程地质

  ①地质地基的稳定性

  厂址区域大地构造单元为南天山海西宁褶皱带与塔里木地台之间的库车凹陷,本区有处在第四排库车平缓褶皱带中的一个亚肯构造的西段倾没位置上,亚肯构造为一个平缓而稳直线背斜褶皱,位于库车以东。场地表面以砾质戈壁为主,卵砾石层深度为0~66.70m,地基允许承载力(R)=300Kpa。区域内无地下断层,地层稳定性良好。

  ②土壤特征、允许地耐力

  厂址范围内无河流通过。场地地下水主要为潜水,潜水位深在40m左右,含水层厚度25.50m,为卵石含水层。地下水对水泥混凝土制品无侵蚀性。由于地下水位较深,场地干燥,对于建筑物的施工较为方便。地基允许承载力(R)=300Kpa。

  (5)水文地质

  ①地下水

  区域地下水迳流方向总体又北向南,在绿洲带转向东南。绿洲带除地下水迳流外,部分地下水以出露地表形成泉水沟和人工排水渠引流农区潜水的形式外排。但不论以何种形式排泄,该区地下水最终均流向东南部的低洼地带,沿途蒸发渗漏尽,达到供排平衡。

  ②洪水

  拟建工程区域处于库车河洪积扇砾质平原中部,易受洪水侵袭。其中距项目区最近的洪水冲沟为——喀兰沟,由于厂址区及其以北地区均为透水性很强的地层结构,大部分洪水可下渗到地下,为了减少厂址西侧泄洪河道—咯兰沟对本项目装置的影响,应在拟建项目厂址西侧及北侧设置防洪大坝,并加固厂址段约1Km长距离的喀兰沟东侧河岸,以有效减少山洪下泄对拟建工程装置的影响。

  6.2外部交通运输条件

  (1)铁路

  南疆铁路东西横贯全县,1998年7月1日南疆铁路库尔勒至库车段通车后,使库车与第二亚欧大陆桥紧密相连。目前南疆铁路在库车县境内设有三级车站。

  (2)公路

  全县现有过境公路4条,分别是东西走向的314国道,南北走向的217国道。210省道和307省道,县乡公路,乡村公路四通八达,构成了比较完善的公路交通网。

  6.3水源状况

  (1)地表水资源

  库车县主要河流有库车河、渭干河、塔里木河和二八台河。库车河上正在修建铜场水库,用于农业和工业用水,塔里木河和二八台河都不能用于库车县周边工业用水。

  (2)地下水水源

  库车县平原区计算面积8042,地下水总补给量7.135亿立方米。其中:降水入渗0.070亿立方米,山前测渗0.084亿立方米,河道入渗1.017亿立方米,渠系入渗3.370亿立方米。田间入渗2.422亿立方米,水库入渗0.173亿立方米。在总补给量中,天然补给量0.327亿立方米,由地表水转化补给量6.808亿立方米。

  (3)化工园区水源状况

  库车县现有两座水厂,即新城水厂及东城水厂。截止2000年供水能力达到3.3万m3/d,建成供水管网39km。东城水厂及东城水源地于2000年建成,供水能力为2.5万m3/d,水源地位于库车县老314国道以北约5km。

  6.4电源

  在工业园区西部有220千伏变电站一座(龟兹变电站)、110千伏变电站一座(西城变电站)、拜城火力发电厂一座,在园区内已经建成110千伏变电站一座(东城变电站)。

  6.5煤炭资源

  库车县煤炭资源主要分布在库车县北山矿区,距库车县约90-110公里,煤质以气肥煤、动力煤为主,煤炭资源已探明储量约为21亿吨左右,其中经查10亿吨,详查7亿吨,普查储量4亿吨,远景储量50亿吨左右,现开采储量在14亿吨左右。库车县煤炭销售供应主要在焦炭、供热、电厂等方面,在满足现有的市场供需条件下,依然具有较强的富余生产能力。库车县充分利用资源,合理分布,提高煤炭安全生产水平和规模,拟建成千万吨级煤炭供应基地。

  7、环境保护、化工安全及节能

  7.1环境保护治理措施

  7.1.1废气处置措施

  废气包括有预干燥碎煤仓排放尾气、制粉工艺尾气、碎煤仓排放尾气、煤粉仓排放尾气、气提塔尾气、甲醇装置尾气、硫回收尾气等废气,选择仓顶高效袋式过滤器收尘处理,经过处理后的尾气中含的粉尘为:<100mg/Nm3,经过仓顶排放口释放出至大气,粉尘的排放量符合《大气污染物综合排放标准》(GB16297-1996)。煤气化汽提塔废气、一些酸性气体脱除气主要包括硫化氢,这些气体送至硫回收装置处理。聚乙烯装置排放的尾气主要为烃类物质送达至火炬燃烧后排放。

  7.1.2废水处置措施

  污水处理站点主要处理的废水包括:全厂生活废水、工艺的生产污水、装置冲洗废水、污染区内的初期雨水。通过处理污水后达到循环水补充水的水质要求然后再通过循环冷却水装置作为补充水。污水经过三级处理工艺,该工艺由预处理、生化处理、深度处理组成。第一步用SBR生化处理工艺(序批式活性污泥法)使其达到一级排放标准,接着再采用多介质过滤器和活性炭过滤器进一步除掉悬浮物质和有机物。

  7.1.3固体废物处置措施

  这个项目煤气化灰渣和锅炉灰渣经过综合利用可以用作建筑材料。变换废催化剂、甲醇合成等这些废催化剂、还有乙烯脱氧器废催化剂,含有微量贵金属,可以送回制造厂再进行回收利用。其他固体废物拟送渣场填埋处置。

  7.1.4温室气体CO2减排措施

  因为本项目占据地域资源优势,以当地丰富的天然气、煤炭等作为原料用来生产烯烃,因为结合了两种原料的优势,因此天然气氢多碳少,煤碳多氢少,用了碳氢互补的技术方案以此实现了温室气CO2的减排。与此同时,这些措施也降低了装置的能耗,实现了节能减排。

  7.2化工安全

  7.2.1火灾爆炸危险性与毒性

  该工程中的主要原物料包括有天然气、粉煤、一氧化碳、氢气、硫化氢、甲醇、丙烯、二甲醚等。其中的中间产品是为烯烃,最终的产物为聚丙烯、聚乙烯等。其中,副产物是液化气与汽油。原料和中间产品均它们都属于易燃、易爆危险品。一氧化碳、硫化氢、甲醇等都属于有毒物料。在该生产过程中,有些毒物会对生产装置内的一些设备产生严重危害,这些设备在满足生产工艺条件下,其布置方式为敞开式,目的是为了防止有毒物积累。设备以及管道之间的连接设计必须要谨慎考虑密闭措施,针对可能逸出的毒物的出产过程应该尽量采用自动化操作。因此在输送有毒或有腐蚀性介质的管道安装时,不能在人行道上设置管件、伸缩器、法兰等,防止管道泄漏时发生事故以影响人身安全,造成不必要的恐慌。

  7.2.2煤尘危害

  本次工艺生产的生产原料为煤,煤尘产生于原料煤的输送和加工过程中,煤尘的颗粒直径范围为1~175μm之间。生物长期吸入单纯煤尘会引起煤肺;另外,因为煤尘具有爆炸性,当空气中的悬浮煤尘的浓度抵达了一定值并且附近有引爆热源(火源)时就会容易发生爆炸。在生产过程前后,必须尽可能的将破碎、粉碎、干燥等操作设备密闭连接起来。依据破碎和干燥阶段的不同将除尘器分为过滤式和离心式两种。

  7.2.3化学腐蚀的危害

  在生产设备运行的过程中,因为部分介质酸性脱除气等具有腐蚀性,所以对建筑物、管道、设备、仪表、电气等工艺设施设备,均会设施设备建筑物造成腐蚀破坏,会影响生产安全。针对会直接接触到工艺物料硫化氢的设备、管道、阀门,应该选用耐腐蚀材料。

  7.2.4噪声危害

  在工艺技术条件允许完善的方案下,应该选用先进、低噪的设施设备。针对会产生较大噪声的空气鼓风机,应该在进、出口安装消声器以此降噪。针对管路噪声,因此在设计时必须防止管道拐弯、交叉、截面剧变和T型汇流;在厂区布置中要进行合理的绿化,以此来进一步降低噪声。另外,当工作人员出入高噪声区时,必须佩戴耳罩或耳塞等防护用具,或者严格控制进入高噪声区的时间,保护操作人员的身心健康。

  7.3节能

  该生产项目作为一个大型的煤化工生产项目,其属于高能耗产业。在项目实施过程中必须要选择一套先进的技术和一系列清洁高效的节能措施。这些节能措施主要包括:

  第一:过程中的煤气化工艺采用先进的SHELL粉煤气化工艺,该工艺的优点为冷煤气效率高,碳转化率高,热效率高;此外,煤气中的惰性气体占比低,原料煤利用率高。

  第二:过程中的装置选择联合布置和装置间热进料,这样很好的减少了中间罐的数量以及热量损失。

  第三:必须综合利用工艺生产过程中产生的余热,用来蒸发副产物,对工艺流程进行加热或预热锅炉给水,综合利用热量来提高工艺余热的利用效率。

  第四:对于大型的转动设备,要选择蒸汽驱动,以此来减少能量转化过程中的效率折损。

  第五:采用动力供应和工艺过程相结合,在使用高中压蒸汽时应该先尽量用作动力,驱动工艺透平设备,然后在使用背压时,要用于工艺过程,用来提高能量利用效率。

  第六:采用合理的空气冷却技术,节省了大量的循环水消耗。

  第七:对装置设备以及系统生产过程中产生的凝结水、锅炉排污和生产废水进行深度综合回收利用,经过处理后的回收水可以用作循环水补充水;对于能够进行一水多用的设施设备及工艺应该尽量做到一水多用,以此来节省水耗量,降低能耗。

  第八:要减少新鲜水的用量,减少排放的污水,将清水和污水进行分流。污水处理场的进水分为高浓度污水和低浓度污水,高浓度的污水必须先经过处理后再排放,低浓度的污水则通过处理后再进行综合回收利用。

  第九:首先,针对换热器的选择使用,要选取高效率、低压降换热器来提高效率,以此来减少能量消耗;再次,在机泵的选取上,要选择高效能的机泵和高效率的节能电机,通过设备的选用来提高设备效率;并依据工艺的实际选取液力透平回收高压液体的能量。

  第十:必须充分合理利用加热炉系统的热量,进行合理安排进料,提高加热炉的效率。并且加热炉系统最好选取余热回收系统,回收烟气中的余热。要加强设施设备以及管道的隔热与保温等措施,对所有的高温设施设备以及管路管道都必须采取优质的保温材料,减少热量的散失,提高装置设施设备以及系统的热回收效率。

  8、设计体会和收获

  我所完成的毕业设计题目是年产20万吨煤制乙烯-乙烯合成工段工艺设计。经过这段时间的查阅文献、计算数据和上机敲电子版,这次毕业设计的基本工作已经完成,并得出了可行的设计方案,全部计算过程已在前面的章节中给以体现。毕业设计是对学生过去的四年大学期间学过的知识加以检验,能够培养理论联系实际的能力,尤其是这次毕业设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识,使我们所学的知识不局限于书本,并锻炼了我们的逻辑思维能力,同时也让我深深地感受到工程设计的复杂性以及我了解的知识的狭隘性。所有的这些为我今后的努力指明了具体的方向。

  设计过程中培养了我的自学能力,设计中的许多知识都需要查阅资料和文献,并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导,不仅巩固了所学的化工原理知识,更极大地拓宽了我的知识面,让我更加认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别,这对将来的工作无疑将起到重要的作用。在此次毕业设计过程中,我的收获很大,感触也很深,更觉得学好基础知识的重要性。同时通过这次毕业设计,我深深地体会到与人讨论的重要性。因为通过与同学或者是老师的交换看法很容易发现自己认识的不足,从而让自己少走弯路。此次毕业设计能够顺利完成,离不开老师的指导和同组成员的帮助,优其是感谢蒋德敏老师,没有他不辞辛苦的为我们解疑答惑指导,我们也不能胜利的完成自己的毕业设计。在此,我向蒋老师表示衷心的感谢。

  当然,做设计毕竟需要扎实的理论知识和丰富的现场经验。因此,本次毕业设计难免存在疏漏和不妥之处,恳请读者提出批评指正。

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