30萬噸乙烯裝置脫乙烷工段

化工與材料工程學院畢業(yè)設計30萬噸乙烯裝置脫乙烷工段模擬與工藝設計 化工與材料工程學院畢業(yè)設計本設計主要是完成了30萬噸/年乙烯裝置脫乙烷工段浮閥精餾塔的工藝設計，通過物料衡算、熱量衡算和設備計算的計算，對浮閥精餾塔進行了工藝設計。設計中通過proⅡ模擬進行物料衡算，在物料衡算的基礎上進行熱量衡算。通過物料衡算和熱量衡算得出的基礎數據，進行浮閥精餾塔的設備計算，確定出塔板工藝設計和附件設計的工藝參數。由于主要參考的數據資料都是吉化乙烯裝置實際生產所得，確保了所求出的工藝參數都能夠符合本設計的任務要求。最后根據工藝流程用CAD工程制圖軟件繪制了帶控制點流程圖、設備平面和立面布置圖，同時還手繪了管道平面布置圖。在繪圖時遵循科學、經濟、合理、美觀等要求，保證了所繪制的圖達到本設計的任務關鍵詞：脫乙烷；浮閥精餾塔；工藝設計；乙烯material,materialiscondubalanceoutthebasicdataandcalculatedesignandaccessoriesplatesofdesignparameters.Duetothemainreferencedataareofthetasktoconformtorequirements.Finally,accordingtotheprocessofusingCADalsoapipelinelayouthand-painted.Indrawingfollowscientrational,etc,toensuretherequirementofgraphreachthedesignrequirementsofthetaskKeyWords:Takenoffethane;Floatvalvedistillation;Processdesign;ethylene化工與材料工程學院畢業(yè)設計1— IAbstract Ⅱ第一篇設計說明書 1 11.1設計依據、生產規(guī)模 11.2廠址的選擇 11.3裝置特點 21.4主要原料和產品 21.4.1原料及產品 21.4.2產品用途 41.4.3產品的質量指標 5第2章生產方法論證及工藝過程 2.1生產方法的論證 2.1.1生產過程的基本原理 2.1.2深冷分離流程 2.2流程敘述 2.2.1脫乙烷單元(C?/C?分離，3801和3802單元) 2.3設備工藝的選擇 2.3.1精餾塔 2.3.2換熱器 2.4公用工程指標 2.5操作條件 第3章三廢排放及處理 3.1廢氣治理 3.1.1氣態(tài)污染物來源 3.1.2廢氣中主要污染物的特征和危害 3.1.3廢氣治理設施 化工與材料工程學院畢業(yè)設計2—3.2廢水治理 3.2.1廢水處理常用方法 3.2.2廢水排水 3.2.3廢水處理措施 3.3廢渣治理 3.3.1廢渣治理基本方法 3.3.2廢渣處理措施 第二篇設計計算書 1.1物料衡算依據 1.2物料衡算的基準 1.3輸入的數據 1.4物料衡算結果 1.4.1單塔的總物料衡算 1.4.2流程的總物料衡算 第2章熱量衡算 2.1熱量衡算方程式 2.2熱量衡算的步驟 2.3熱量衡算結果 2.3.1單塔的熱量衡算 第3章塔的相關性質 3.1T3801的物性數據 3.2T3802的物性數據 3.3塔的水力學計算 3.3.1輸入數據 3.3.2水力學計算結果 第4章T3801塔板工藝尺寸的計算 4.1閥數的確定 4.2溢流堰設計 4.3塔板負荷性能圖 3—4.3.1精餾段的氣、液相體積流率 4.3.2漏液線 4.3.3液沫夾帶線 4.3.4液相負荷下限線 4.3.5液相負荷上限線 4.3.6液泛線 4.4T3801塔附件設計 4.4.1進料管(37-11) 4.4.2回流管 4.4.3塔底出料管 4.4.4人孔 4.5T3801塔總體高度 第5章其它設備選型 5.1.1排列方式 5.1.2輸入數據 5.1.3模擬結果 5.2P3801的計算 第6章簡單經濟核算 6.1流動資金的估算 6.2成本的估算 6.3稅金和利潤 工藝設計結果匯總表 T3801浮閥塔精餾段設計計算結果 T3801附件設計匯總 主要符號說明 希臘字母 下標 結論 —4— 附錄A各塔焓值原始數據 附錄B水力學計算原始數據 1乙烯設計生產能力30萬噸/年，主體裝置占地面積5.32公頃，總投資(包括動力鍋爐部分)為32.9億元。分別在2001年和2004年進行了一期、二期擴建后，裝置生產規(guī)模擴大至60萬噸/年(生產能力70萬噸/年),年操作時間為8000小時，操作彈性：50%～105%。乙烯裝置原有生產單元41個設備530臺，改造后新增單元22(1)原料、燃料共供應、產品銷售便利。同時運輸、機修。公用工程和生活設施(2)該地靠近水量充足和水質良好的松花江。(3)本地交通便利，具有較好的運輸條件。2(4)本地在裝置投產后對環(huán)境造成的影響不大，同時與居民區(qū)合理的距離與方(5)本地避離低于水位，能確保不受水淹，自然地形有利于廠房和管線布置、交1.采用LSCC-1型裂解爐技術、乙烯產率高，原料靈活性大5.采用DMF溶劑吸收法回收高純度乙炔，以最大限度提高裝置的經濟效益。6.采用PSA法提純氫氣工藝，以提高裝置運行的安全可靠性。裂解汽油一段加氫采用英國ICI技術，二段采用IFP加氫工藝，由于LD145催化劑的7.原料采用前脫砷工藝，經過技術改進，催化劑采用國產催化劑，石腦油由高溫脫砷改為目前的低溫脫砷，脫砷效果較好，而且達到節(jié)省中壓蒸汽降低裝置綜合能耗的目的，是目前為止國內乙烯裝置脫砷系統改進最成功的。10.采用獨立設置的聯鎖和緊急停車系統，可實現裝置的聯鎖功能和實現安全停a、原料：乙烯裝置物料平衡見表1-1?；づc材料工程學院畢業(yè)設計表1-1乙烯裝置物料平衡表序號原料名稱工況1工況2備注噸乙烯消耗量消耗量消耗量年消耗低砷石腦油加氫精制石腦油+加氫焦化石腦油加氫裂化輕石腦油芳烴抽余油2高砷石腦油大慶直餾石腦油俄羅斯直餾石腦油外購大慶石腦油3輕烴(C3+,液體)芳烴液化氣芳烴C5氣分丙烷常壓輕烴4輕烴(C2-,氣體)芳烴干氣常壓輕烴5輕柴油6加氫裂化尾油新鮮原料合計272.93218.31270.79216.63化工與材料工程學院畢業(yè)設計b、產品：乙烯裝置產品產量見表1-2。序號產品名稱工況1工況2備注噸乙烯產量(t/t)小時產量(t/h)年產量(萬t/a)噸乙烯產量(t/t)小時年產量(萬t/a)1氫氣93%(mol)2氫氣99.9%(mol)3燃料氣(甲烷)4乙烯5聚合級丙烯6化學級丙烯7C4餾份8C5餾份9加氫汽油42.77C9餾份PGOPFO酸氣及損失產品產量合計272.93218.31270.79216.63乙烯用量最大的是生產聚乙烯，約占乙烯耗量的45%;其次是由乙烯生產的二氯本裝置設計能力為在年操作7560小時的情況下，生產聚合級乙烯30萬噸，聚合級丙烯8.5萬噸，化學級丙烯8萬噸。C9餾份從汽油加氫一段反應器后分離出來，用作裂解爐的燃料或作為產品送出界區(qū)表1-3聚合級乙烯規(guī)格名稱單位數值備注乙烯%(y)99.95min.甲烷+乙烷ppm(y)max.C3及重組份ppm(v)max.乙炔ppm(y)2max.氧ppm(y)2max.一氧化碳ppm(y)max.二氧化碳ppm(y)5max.氫ppm(y)5max.總硫(以硫計)ppm(wt)max.總氮(以氮計)ppm(y)5max.總羰基(以甲乙酮計)ppm(y)max水ppm(y)max.甲醇ppm(wt)0(正常)1(異常)max.max.氯化物(以氯計)ppm(wt)1max.COsppm(y)max.氨無表1-4聚合級丙烯規(guī)格名稱單位數值備注丙烯%(v)99.60min.甲烷ppm(y)max.丙烷+乙烷ppm(y)丙二烯ppm(y)2max.丙炔ppm(v)5max.乙炔ppm(y)5max.乙烯ppm(y)max.名稱單位數值備注氧ppm(y)5max.一氧化碳ppm(v)1max.二氧化碳ppm(y)5max.總硫(以硫計)ppm(v)1max.水ppm(v)2max.氫ppm(v)5max.COS(期望值)ppm(v)max.總C4ppm(y)max.氮ppm(v)max.總二烯烴ppm(y)5max.表1-5化學級丙烯規(guī)格名稱單位數值備注丙烯min.丙烷平衡乙烯max.丁烯max.丁二烯max總硫(以硫化氫計)1max.甲乙酸max.丙二烯max.硫磺點燃檢驗max.氧max總氯max.綠油max.表1-6裝置內部用氫氣(PSA氫氣)名稱單位數值備注氫氣甲烷平衡一氧化碳5max.乙烯max.表1-7輸出氫氣(甲烷氫)名稱單位數值備注化工與材料工程學院畢業(yè)設計硫氧氫氣硫氧甲烷一氧化碳乙烯水平衡53max.max.max.max.max.表1-8乙炔產品規(guī)格名稱單位數值備注乙炔%(v)min.其它碳氫化合物及DMF%(y)max.表1-9C4餾份規(guī)格名稱乙烯基乙炔1,3-丁二烯2-丁烯C5及重組份硫水單位數值備注工況1max.%(wt)%(wt)max.ppm(wt)飽和(43℃)max.表1-10C5餾份名稱C4及輕組份%(wt)數值備注max.工況1苯含量max.C6以上組份戊烷化工與材料工程學院畢業(yè)設計名稱單位數值備注工況1戊烯異戊烯環(huán)戊烷%(wt)戊二烯%(wt)環(huán)戊二烯%(wt)26.00表1-11C6～C8名稱名稱單位C5及輕組份C9及重組份max溴值gBr/100g二烯值總硫ppm(wt)苯甲苯24.2024.10二甲苯乙苯%(wt)10.108.30表1-12PFO產品物性數據名稱單位數值備注密度(160℃)低熱值閃點℃粘度(160℃)mm2/s灰含量%(wt`名稱單位數值備注硫含量%(wt)ASTM蒸餾：初餾點℃℃℃開始裂解%74表1-13輕質燃料油(PGO)名稱單位數值備注密度(15℃)低熱值閃點℃粘度(50℃)mm2/s灰含量%(wt)max.硫含量ASTM蒸餾：%(wt)初餾點℃℃℃℃℃℃干點℃第2章生產方法論證及工藝過程工業(yè)生產上采用的裂解氣分離方法，主要有深冷分離法和油吸收精餾分離法兩表2-1輕柴油裂解氣組成成分mo1%成分Mol%正丁烷C6～C8的非芳烴苯甲苯二甲苯+乙苯丙二烯+丙炔苯乙烯C9～200℃的餾分1,3-丁二烯硫化物異丁烯(1)氣體凈化系統：(2)壓縮和冷凍系統：(3)精餾分離系統：圖見圖2-1。裂解氣血25CC6781C圖1-34幅序深冷分高流程1一城洗塔：2一干端錫：3一脫甲烷塔，4一脫乙烷塔：5一乙烯塔；6一現丙荒塔!7一我丁烷塔，8一丙燒塔：9一冷箱；10一加氫脫決反應器；11一綠油塔圖2-1順序深冷分離流程氫氣；餾分經脫甲烷塔和脫乙烷塔分別脫去甲烷和C?餾分。脫乙烷塔塔底的液體進入脫丙烷塔，在塔頂分出C?餾分，塔底的液體為C4以上100℃,并且必須加入阻聚劑。為了防止結焦堵塞，脫丙烷塔一般有兩個再沸器，以便輪換檢修使用。1)以輕油(60～200℃的餾分)為裂解原料，常用順序分離流程法；2)技術成熟，但流程比較長，分餾塔比較多，深冷塔(脫甲烷塔)消耗冷量比圖2-2前脫乙烷深冷分離流程裂解氣經過預處理進入脫乙烷塔。脫乙烷塔塔頂出來的是C?以上的輕組分先加脫甲烷塔塔頂出來的甲烷、氫氣在冷箱中進行分離；脫甲烷塔塔底出來的C?餾烷、C4餾分和Cs以上餾分。由于脫乙烷塔的操作壓力比較高，這樣勢必造成塔底溫度升高，結果可使塔底溫度高達80～100℃以上，在這樣高的溫度下，不飽和重質烴及丁二烯等，容易聚合結圖1-圖1-36前脫丙烷深冷分離流程7一乙燃塔：8一丙熵塔；9一加忽脫炔反應器；10一冷箱圖2-3前脫丙烷深冷分離流程由吉化乙烯裝置原料可知，本次設計是輕質油的裂解氣分離，故選前脫乙烷深冷分離，3801和3802單元)14.9℃分別進入高壓脫乙烷塔T3801的27層和21層塔板上，由于采用多股進料，在進入分餾塔之前已進行了初步分離，故節(jié)省了能量。高壓脫乙烷塔在塔壓較高，塔釜溫度也不高(約34.9℃),所以避免了二烯徑的聚合結焦。自高壓脫乙烷塔T3801底部來的仍含有C?組分的釜液經FIC—3803調節(jié)進入T3802的第42層塔板。T3802在相對較低的壓力(2.49MPag)下操作。操作壓力的90℃(87℃)。即在二烯烴發(fā)生聚合結焦的程度被降至最低條件下，實現C?與C?組D3801中，不凝氣經手控閥HC-3801的排至冷火炬線，冷凝液用回流泵P3801抽出沸器E3882A/B+R熱源采用LLPS,根據LLPS量來控制T3802靈敏板27層溫度(TIC一3812)。LLPS冷凝液匯集至D3802,用凝液泵P3802中抽出經LICA-3805控制液的塔頂餾出物一起去裂解氣激冷系統(40單元)。從T3802塔底抽出的C?+餾分送至在E3805前配有甲醇注入線，以防系統凍堵。在T3801塔底送出的FV3803后，驗研究工作，取得了成果，并在石油、化學工業(yè)中廣泛采用，1.生產能力大，比泡罩塔約提高20～40%,與篩板相近。2.操作彈性大，在較寬的氣速變化范圍內、板效率變化較小，其彈性范圍(即最大負荷與最少負荷之比)比篩板即泡罩塔板大得多。3.由于氣液接觸狀態(tài)良好，以及氣體為水平方向吹出，霧沫夾帶量小，因此塔板效率較高，比泡罩塔板效率可高出15%左右。5.塔板的結構簡單，安裝容易。制造費用約為泡罩板的60～80%,為篩板塔的6.國內使用結果證明，對于粘度稍大及有一般聚合現象的系統(例如丁二烯精行調節(jié)。浮閥的類型很多，國內常用的有F1型、V-4型及T型等，其中以F1型浮閥的10%～20%,在煉油廠約占總費用的35%～40%。隨著我國工業(yè)的不斷發(fā)展，對擴展表面式換熱器(板翅式、管翅式等),如表2-2所示。圖2-2換熱器的分類間壁式管殼式列管式固定管板式剛性結構用于管殼溫差較小的情況(一般≤50℃),管間不能清洗帶膨脹節(jié)有一定的溫度補償能力，殼程只能承受低壓力浮頭式管內外均能承受高壓，可用于高溫高壓場合U型管式管內外均能承受高壓，管內清洗及檢修困難填料函式外填料函管間容易泄漏，不宜處理易揮發(fā)、易爆炸及壓力較高的介質內填料函密封性能差，只能用于壓差較小的場合釜式殼體上部有個蒸發(fā)空間用于再沸、蒸煮雙套管式結構比較復雜，主要用于高溫高壓場合和固定床反應器中套管式能逆流操作，用于傳熱面較小的冷卻器、冷凝器或預熱器螺旋管式沉浸式用于管內流體的冷卻、冷凝或管外流體的加熱噴淋式只用于管內流體的冷卻或冷凝板面式板式拆洗方便，傳熱面能調整，主要用于粘性較大的液體間換熱螺旋板式可進行嚴格的逆流操作，有自潔的作用，可用作回收低溫熱能平板式結構緊湊，拆洗方便，通道較小、易堵，要求流體干凈板殼式板束類似于管束，可抽出清洗檢修，壓力不能太高混合式適用于允許換熱流體之間直接接觸蓄熱式換熱過程分階段交替進行，適用于從高溫爐氣中回收熱能的場合程宜用于不易結垢和清潔的流體。當管子和殼體的壁溫差大于50℃時，應在殼體上化工與材料工程學院畢業(yè)設計較多，常見的有U形、平板形和Ω形等幾種。由于U形膨脹節(jié)的撓性與強度都比較好，所以使用得最為普遍。當管子和殼體的壁溫差大于60℃和殼程壓強超過0.6MPa(1)合理地實現所規(guī)定的工藝條件傳熱量、流體的熱力學參數(溫度、壓力、流量、相態(tài)等)與物理化學性質(密度、粘度、腐蝕性等)是工藝過程所規(guī)定的條件。設計者應根據這些條件進行熱力學(2)安全可靠(3)有利于安裝、操作與維修(4)經濟合理評價換熱器的最終指標是：在一定的時間內(通常為1年)固定費用(設備的購置費、安裝費等)與操作費(動力費、清洗費、維修費等)的總和為最小。在設計或化工與材料工程學院畢業(yè)設計1、泵的分類泵是把原動機的機械能轉換為液體的能量的機器。原動機(電動機、柴油機等)通過泵軸帶動葉輪旋轉，對液體作功，使其能量(包括位能、壓能和動能)增加，從而使液體輸送到高處或要求有壓力的地方。泵的種類及技術性能按照作用原理泵往復泵可分為動力工泵類、容積式泵類及其他類型往復泵泵。如圖2-4所示。動力式泵混流泵2、工業(yè)用泵的特點和選用在工業(yè)生產中，典型泵的特點和選用如活塞泵表2-3。石油、化工裝置對泵的要求如下：_隔膜泵(1)必須滿足流量、揚程、壓力、溫齒輪泵度、汽蝕余量等工藝參數的要求?；没亓鞅枚取⑵g余量等工藝參數的要求。滑片泵回流泵凸輪泵(2)必須滿足介質特性的要求：石歲次龍①對輸送易燃、易爆、有毒或貴重介質轉子泵的泵，要求軸封可靠或采用無泄漏泵，如屏噴射泵蔽泵、磁力驅動泵、隔膜泵等。水環(huán)泵②對輸送腐蝕性介質的泵，要求過流部其他類型件采用耐腐蝕材料。圖2-4泵的分類③對輸送含固體顆粒介質的泵，要求過流部件采用耐磨材料，必要時軸封應采用清潔液體沖洗。(3)必須滿足現場的安裝要求。①對安裝在有腐蝕性氣體存在場合的泵，要求采取防大氣腐蝕的措施。②對安裝在室外環(huán)境溫度低于-20C以下的泵，要求考慮泵的冷脆現象，采用耐低溫材料。③對安裝在爆炸區(qū)域的泵。應根據爆炸區(qū)域等級，采用防爆電動機。(4)對于要求每年一次大檢修的工廠，泵的連續(xù)運轉周期一般不應小于8000小時。為適應3年一次大檢修的要求，AP1610(第8版)規(guī)定石油、重化學和氣體工業(yè)用泵的連續(xù)運轉周期至少為3年。(5)泵的設計壽命一般至少為10年。AP1610(第8版)規(guī)定石油、重化學和氣體工業(yè)用離心泵的設計壽命至少為20年。(6)泵的設計、制造、檢驗應符合有關標準、規(guī)范的規(guī)定，常用的標準和規(guī)范?；づc材料工程學院畢業(yè)設計(7)泵廠應保證泵在電源電壓、頻率變化范圍內的性能。我國供電電壓、頻率(8)確定泵的型號和制造廠時，應綜合考慮泵的性能、能耗、可靠性、價格和泵名稱特點選用要求進料泵(包括原料泵和中間給料泵)塔頂、中段及塔底回流泵)(1)流量穩(wěn)定(2)一般揚程較高(1)—般選用離心泵(3)有些原料粘度較大或含固體顆粒(2)揚程很高時，可考慮用容積式(4)泵入門溫度一般為常溫，但某些中間泵或高速泵給料泵的入口溫度也可大于100℃(3)泵的備用率為100%(5)工作時不能停車(1)流量變動范圍大，揚程較低(1)一般選用單級離心泵(2)泵的備用率為50%～100%塔底泵循環(huán)泵產品泵注入泵(1)流量變動范圍大(一般用液位控制流(2)流量較大可選用雙吸泵(4)液體一般處于氣液兩相態(tài)，NPSHa小要的灌注頭(5)工作可靠性要求高(3)泵的備用率為100%(1)選用單級離心泵(1)流量穩(wěn)定，揚程較低(2)介質種類繁多(1)流量較小(2)介質種類繁多(1)流量較小(2)揚程較低(3)泵的備用率為50%～100%(1)宜選用單級離心泵(2)對純度高或貴重產品，要求密封可靠，泵的備用率為100%;對(3)泵入口溫度低(塔頂產品一般為常溫，—般產品。備用率為50%～100%。中間抽出和塔底產品溫度稍高)(4)某些產品泵間斷操作用泵(1)流量很小，計最要求嚴格(1)選用柱塞或隔膜計量泵(2)常溫下工作(2)對有腐蝕性介質，泵的過流元(3)排壓較高(4)注入介質為化學藥品，往往有腐蝕性件通常采用耐腐蝕材料續(xù)表泵名稱特點選用要求排污泵(1)流量較小，揚程較低(2)污水中往往有腐蝕性介質和磨蝕性顆粒(3)連續(xù)輸送時要求控制流量(1)選用污水泵、渣漿泵(2)泵備用率100%(3)常需采用耐腐蝕材料燃料油泵(1)流量較小，泵出口壓力穩(wěn)定(一般為(2)粘度較高(3)泵入口溫度一般不高(1)—般可選用轉子泵或離心泵送(3)泵的備用率為100%潤滑油泵和封液泵(1)潤滑袖壓力一般為0.1～0.2MPa(2)機械密封封液壓力一般比密封腔壓力高0.05～0.15MPa(1)—般均隨主機配套供應(2)—般均為螺桿泵和齒輪泵，但離心壓縮機組的集中供油往往使用離心泵綜合以上各方面，P3801選離心泵，又因其揚程He=410.35m(見設計計算部分),故選擇新D型多級離心泵。項目水溫℃2水壓MPa3流量0～40m3/h2.循環(huán)水循環(huán)冷卻水(CW):循環(huán)水(CW)作為乙烯裝置各冷卻器用的冷卻水經換熱后，經返回管送出界區(qū)。序號供水：30℃回水：40℃序號2供水：0.45MPag回水：0.25MPag3m3/h3.消防水低壓消防水、高壓消防水、伴熱水界區(qū)條件見表2-4。表2-4低壓消防水、高壓消防水、伴熱水規(guī)格序號溫度(℃)壓力(MPa)1低壓消防水2高壓消防水0.8-1.03供熱水供水0.6-0.8回水0.2-0.3注：消防水以地下管網形式送到界區(qū)。4.脫鹽水序號項目溫度℃2壓力MPa(1)高壓供申(2)低壓供電(3)事故電源雙回路交流、三相、三線、中性點不接地雙回路交流、三相、四線、中性點直接接地50+0.5Hz,50-1.5Hz交流、三相、三線、中性點直接接地50+0.5Hz,50-1.5Hz序號儀表用空氣工藝空氣12>0.6MPag>0.6MPag6常溫7為保證蒸汽系統的平衡，需從界區(qū)外引入中壓Ⅱ蒸汽。乙烯裝置內可利用的蒸汽等級如表2-5。表2-5蒸汽等級表序號蒸汽等級壓力(MPag)溫度(℃)1高壓蒸汽(HP)24.1375～3923中壓蒸汽Ⅱ(MPⅡ)370±154265～3005低低壓蒸汽(LLP)0.35表2-6蒸汽流量表夏季冬季MPⅡ蒸汽輸入0～80t/h0～30t/hLP蒸汽輸出LLP蒸汽輸出47t/h在正常生產中主要由裂解爐的急冷廢熱鍋爐回收高溫裂解氣廢熱而副產的量控制，高壓蒸汽用于驅動裂解氣壓縮機透平X3201和發(fā)電機透平X8201,49化工與材料工程學院畢業(yè)設計單元甲烷化反應器預熱器E4902加熱以及為二段汽油加氫反應器進料過熱器E6402提供熱源。(2)中壓蒸汽由裂解氣壓縮機透平X3201和發(fā)電機透平X8201抽汽及E4902出口供給，不足時也可由高壓蒸汽經減溫減壓器Z8101和Z8111補充。MPS管網壓力由X3201抽氣量控制。中壓蒸汽I用于驅動乙烯壓縮機透平X4401、X4411,丙烯壓縮機透平X4601、急冷為熱鍋爐BFW泵透平X8002、急冷油泵透平X2701、X2711,裂解氣壓縮機油泵透平X3301及乙烯、丙烯壓縮機油泵透平X4501、X4511,向一些加熱器提供熱源等，并向界區(qū)處輸出一部分。中壓蒸汽Ⅱ3.3MPag(3)低壓蒸汽由發(fā)電機透平X8201、BFW泵透平X8002、急冷油泵透平X2701、X2711、X4411及潤滑泵透平X3301、X4501、X4511、背壓而得，不足時可由中壓蒸汽經減溫減壓器補充。LPS管網壓力由X8001和洗滌水泵透平X2801,稀釋蒸汽的發(fā)生和過熱，火炬的消煙及保護蒸汽，以及作一些加熱器，再沸器的熱源等，并向界區(qū)外輸出一部分。(4)低壓伴熱蒸汽是由低壓蒸汽減溫減壓而得，用作某些物料管道伴熱，以防止物料在管道內冷凝或凍結。低壓蒸汽由1.3MPag減壓至0.9MPag、220℃。(5)稀釋蒸汽稀釋蒸汽其中的80%是通過回收急冷油的熱量產生的，不足部分由低壓蒸汽提供熱量產生稀釋蒸汽來補充，在裂解爐管內加入稀釋蒸汽可以降低烴分壓以提高乙烯收率并減少結焦現象。(6)低低壓蒸汽低低壓蒸汽由丙烯壓縮機透平X4601抽汽以及乙烯壓縮機透平X4401、BFW泵透平X8001和洗滌水泵透平X2801背壓而得，不足時可由低壓蒸汽經減溫減壓器補充。LLPS管網壓力由X4601抽汽量控制。低低壓蒸汽用于一些低溫位的再沸器、預熱器及蒸發(fā)器的熱源、X3201、X4601復水抽真空噴射以及供給動力裝置中的除氧器D8001加熱用等，并向界處輸出一部分。需要特別指出的是，由于丙烯壓縮機透平X46O1在設計上允許抽汽和注汽交替進行，因此在夏季可將LLPS中的蒸汽是逐級利用的，并最大限度地提高能量利用率，同時，由于裂解所壓縮機透平X3201和丙烯壓縮機透平X4601采用抽汽凝汽式，可滿足裝置內各等級蒸汽負荷的變化，從而使2-7和2-8。表2-7塔類操作條件脫乙烷塔T3802脫乙烷塔規(guī)格型號型式浮閥浮閥設計操作設計溫度℃壓力Mpa壓力Mpa(塔頂/塔底)操作溫度℃(塔頂/塔底)-36.1/34.9-14.9/86.9表2-9車間人員職責數量(人)崗位操作工人分析工人9包裝工人機修工人書記主任副主任工藝技術員設備技術員安全技術員成品合算員8總計第3章三廢排放及處理化學工業(yè)中常見的一些主要環(huán)境污染物有：汞、氰、砷、酚、芳烴及其衍生物(如苯、甲苯、氯苯等)、飽和烴和不飽和烴及其衍生物(如石油、汽油、氯乙烯、丙烯、丁二烯、鹵烴等)、醇(甲醇、丁醇、硫醇等)、二氧化硫、酸、堿等。它們都能污染3.1廢氣治理1.空氣污染物的分類空氣污染物的來源可分為：自然源和人類源。自然源系指自然界自行向空氣中排放有害物質的場所。主要有正在活動的火山，自然逸出煤氣或天然氣的煤田或油田，放出有害氣體的腐爛動植物，裸露的地面。這些自然界所產生的污染物構成了空氣污染的本底值。除火山爆發(fā)產生的氣體和火山灰有很大的危害外，其他一般不嚴重損害空氣質量，不會造成嚴重的空氣污染。對自然源導致的空氣污染，目前人類尚無有效的辦法進行控制。人為源系指人們在生產和生活活動過程中所形成的污染物。2.化工和石油化工廠的大氣污染源表3-1化工和石油化工廠的大氣污染源污染物主要污染源烴類輕質油品及烴類氣體的儲運設施、管線、閥門、機泵等的泄漏，各種烴類氧化尾氣、芳烴烷基化尾氣、丙烯腈尾氣等粉塵催化劑制造、尿素粉塵、催化劑再生煙氣、出焦操作、裂解爐、焚燒爐排放煙氣等一氧化碳催化裂化再生器煙氣、焚燒爐、鍋爐、加熱爐(1)對人體健康的危害空氣污染物侵入人體主要有三條途徑：呼吸道吸入；消化道吞入(隨水食物)和皮膚接觸。(2)對植物的危害對植物生長影響較大的空氣污染物主要有二氧化硫、氟化物、碳氫化合物、光化學煙霧及含有重金屬的粉塵等。(3)對氣候的影響(1)吸收法(2)燃燒法a、系統開車過程中，需要對系統管線進行吹掃、置換，在置換時嚴格遵循氮氣(1)控制PH值法(2)油和油脂的處理(3)有機廢水生化處理化工與材料工程學院畢業(yè)設計工業(yè)企業(yè)污水的水源大體上有三個方面：生活污水(來自廁所、浴室、盥洗室及廚房等),生產污水(生產過程中排出的廢水)和大氣降水(雨水、雪水等)。一般來1.正常生產中正常排放點有四處，分別為D9201、E3006、E3016、D3506,E3006/E3016為急加崗位水處理單元正常排出口排放COD低于5000mg/1,同時，嚴格控制D9201液位在60%以下，如果D9201#或11a#線進入到D9201,再通過P9201A/B/R向外輸送到90管廊與E3016/E3006況，禁止任何不負責任的現場排放，崗位人員應該完全掌握裝置11#、11a#線下水井情況，因為，裝置消防通道和其它路面同時存在10#線清凈下水井，生產排放和1.廢渣的再資源化化工與材料工程學院畢業(yè)設計資源利用率以減少排放量。2.廢渣的處理化學工業(yè)排放的固體廢物數量龐大、種類繁多，其處理方法也多種多樣，主要有物理化學方法，焚燒法和安全填埋法。3.液態(tài)廢渣參數化工、石油化工生產的液態(tài)廢渣主要有堿渣、酸渣、化纖工業(yè)產生的廢渣、苯酐廢渣、酚渣等。(1)廢堿液：廢堿液主要來自石油產品的精制。(2)廢酸液：廢酸液主要來源于油品酸精制和烷基化反應廢硫酸催化劑，及化學行業(yè)的電化學精制、酸洗等。(3)污水廠產生的污泥。(4)化纖生產產生的廢渣。4.固態(tài)廢渣參數(2)電石渣；(3)礦渣；a.正常生產過程中，裝置燒焦所排放出的焦粒，直接儲存到裂解爐排焦罐中，當燒焦罐中焦粒達到一定量后，打開清焦罐，將罐中焦粒全部放出，用車運到制定儲存地點，由工廠統一運到吉化堆埋場堆埋。b.停車后，裝置需要清洗的設備用盲板與系統隔斷，設備內清除的殘渣經沙土攪拌后桶裝由車間統一安排，送工廠環(huán)保科指定堆埋場進行掩埋。c.停車更換的催化劑和干燥劑等固體廢渣，現場裝桶和裝袋，由工廠統一運到吉化堆埋場堆埋處理，嚴禁隨意堆埋和丟放引起環(huán)境污染。d.清理廢堿氧化單元混合器D3508所產生的廢堿渣，現場用塑料袋裝袋，運到吉化堆埋場堆埋，嚴謹隨處堆放，造成環(huán)境污染。化工與材料工程學院畢業(yè)設計第1章物料衡算輸入系統的物料質量=輸出系統的物料質量+系統內積累的物料質量輸入系統的物料質量=輸出系統的物料質量對于連續(xù)生產，多采用單位時間(如1小時、1天)的投料量或生產的產品量以下各塔的數據均為工廠提供。具體見表1-1、1-2。表1-1T3801進料數據物料名稱H2組分C2H4(摩爾組成)C3H6C4H6C5H120.0000.1310.0120.000總摩爾流量(kmol/h)2782.670622.9201234.170874.270溫度(℃)-27.95014.880-6.000-27.000壓力(kpa)3655.0003661.0003655.0003980.000每板壓降(kpa20.000表1-2T3802進料數據物料名稱組分摩爾分數(mol)H2CH4C2H40.0000.0060.491總摩爾組成總摩爾流量(kmol/h)溫度(℃)壓力(kpa)每板壓降(kpa)C3H6C4H6C5H120.3090.1430.05036.42035687.0005.0000化工與材料工程學院畢業(yè)設計表1-3塔板數實際板PROⅡ模擬T3801總板數43(含再沸)27(含再沸)進料位置T3802總板數66(含再沸和冷凝42(含再沸和冷凝進料位置注：以上各塔的板效率均為62%T3801塔底CH4約為0.16mol%;T3802塔頂C3約為0.294mol%,塔底C2約為0.2mo1%以上各塔模擬中的組分均以輕烴為主，且不含水，因此采用SRK方程進行模擬。對各程序進行調試，可得到物料衡算。以下為各塔模擬的原圖及其總物料衡算表。CKG-MOL/HR-27.950C123456789k4150.000KPACKG-MOL/HR-27.000C2782.670KG-MOL/HR-39.017T3801C圖1-1T3801模擬圖化工與材料工程學院畢業(yè)設計表1-4T3801總物料衡算StreamNameStreamDescriptionPhaseMxedLiquidMixedVaporLiquidLiquidTemperaturePressureCKPA-27.9503655.00014.8803661.000-6.0003655.000-39.0173500.000-27.0003980.00044.2534150.000FlowrateKG-MOL/HR2782.670622.9203796.681874.270CompositionH2C2H4C3H6CAH6C5H120.2620.3520.3520.0310.0030.0000.0070.0550.3110.2660.2310.1310.0110.1080.5470.2400.0830.0120.1970.3020.5010.0000.0000.0000.0000.0030.9940.0030.0000.0000.0000.0020.4750.3200.1480.056出料總流量：3796.681+1717.349=5514.03kmol/h進出物料的總流量相等，因此達到物料平衡。S3-22.620C2500.000KPA880.594KG-MOL/HRStreamDescription38-11PhaseLiquidLiquidLiquid36.420C35687.000KPA1769.119KG-MOL/HRTemperaturePressureFlowrateKPA3100.00035687.000KG-MOL/HR888.5251769.119_-2930二__31. 40_T3802CompositionCH4C2H4C3H6C4H6C5H1238-1195.037C3100.000KPA888.525KG-MOL/HR0.1000.491圖1-2T3802模擬圖及總物料衡算出料總流量：888.525+880.594=1769.119kmol/h進出物料的總流量相等，因此達到物料平衡?；づc材料工程學院畢業(yè)設計1.4.2流程的總物料衡算以下為脫乙烷單元流程的模擬圖及其總的物料衡算3650.0003749.0133650.0003749.013KG-MOL/HRKPAKPA4200.000-27.9503655.0002782.670CKPAKG-MOL/HR-27.000C4200.000KPA764.477KG-MDL/HR37-42-6.000C3655.000KPA1234.170KG-MOL/HR37-2014.880C3661.000KPA622.920KG-MDL/HR2345678946.378C4170.000KPA1655.845KG-MOLHR主S3主2750.000KPA9764.477KG-MOL/HR9甚38-11縣38-11費勢藥蓄器落落92.714C2950.000KPA42891.368KG-MOL/HR42圖1-3乙烷單元流程的模擬圖表1-5乙烷單元流程的總物料平衡表Stean.NanesteamDescnptor37-1137-2137-4238-138-11MbedUguuMcedhaporLgntTempeatrePB8SNRC-279503655DG3661006M03655DD6153650D32,714295000FwiraEKD-NDL,HR27826705229201234.1703749113891.368CompostotH2CHC:2HbC:3H5C.4H5CSH1202620352035200310003□D?0D5503.1102660.2310.131DD11054702400330D120.19903060.4920002D0DDD0DD0DD2D.OS284D.108進料總流量：2782.670+622.920+1234.170=4639.760kmol/h出料總流量：3749.013+891.368=4640.381kmol/h進出物料的總流量相差0.621kmol/h,在誤差范圍內可以認為達到第2章熱量衡算EQ=ZHout-EHin熱量衡算就是計算在指定條件下進出設備物料的焓值，從而確定過程傳遞的熱(1)建立以單位時間為基準的物料流程圖，確定熱量衡算的范圍；(2)在物料流程圖上標明已知溫度、壓力、相態(tài)、物流量及組成等已知條件；(3)選定計算的基準溫度。由于手冊、文獻上查到的熱力學數據大多數是273K或298K的數據，故選此溫度為基準溫度，計算比較方便。計算時相態(tài)的確定也是很(6)如果需要，計算出所需要的加熱劑或冷卻劑的用量。示10?。表2-1T3801各流股焓值進料流股出料流股名稱37-1137-4237-2038-19再沸器熱量/9.149-0.6360.599-2.675ZH=9.149+(-0.636)+0.599+(-2.675)+12.375=18.812(m·kJ/h)ZH=11.342+7.484=18.826(m·kJ/h)在誤差范圍內，可認為T3801達到熱量守恒。表2-2T3802各流股焓值進料流股出料流股名稱冷凝器再沸器焓值/-16.049-1.800ZH=5.641+(-16.049)+19.268=8.860(m·kJ/h)ZH=10.660+(-1.800)=8.860(m·kJ/h)ZQ=ZH-ZH=8.860-8.860=0(m·kJ/h)T3802達到熱量守恒?；づc材料工程學院畢業(yè)設計第3章塔的相關性質條件下，可對各塔進行水力學計算，具體見化工與材料工程學院畢業(yè)設計表3-1T3801每塊板上的氣液相數據NetFlowRatesLiquidVaporFeedProductDutiesKG-MOL/HRM*KJ/HR-37.83650.002-39.53670.003-39.53690.004-39.13710.005-38.53730.006-37.53750.007-35.93770.008-33.83790.009-31.23810.002020.34030.002121.94050.002223.24070.002324.44090.002425.64110.002527.44130.002631.64150.002744.64170.00925.4918.6912.6900.0875.7835.2642.3557.9621.42512.82574.72635.62700.72768.32835.12898.22955.43005.53047.23077.03080.22998.73849.43842.63836.63824.03799.73759.13702.03635.63566.2699.2858.9919.8984.9874.32782.7622.93798.2表3-2T3802每塊板上的氣液相數據PressureC-18.82-17.24-14.85-12.5-16.0491化工與材料工程學院畢業(yè)設計TrayTemp.PressureLiquidKG-MOL/HRVaporM*KJ/HRFeedProductDuties3.3塔的水力學計算在單塔物料衡算及熱量衡算的基礎上，輸入水力學計算部分的相關數據，具體如表3-5、3-6所示。表3-5T3801水力學計算輸入數據塔板板型最小板直徑/mm板間距/mm流徑數浮閥浮閥2表3-6T3802水力學計算輸入數據塔板板型最小板直徑/mm板間距/mm流徑數浮閥2浮閥2以下為各塔的水力學計算結果，具體見下列各表。表3-9T3801水力學計算結果區(qū)域設計塔板數直徑溢流數1浮閥個數降液管寬度431.562降液管中心22418.643484.207表3-10T3802水力學計算結果區(qū)域設計塔板數直徑溢流數浮閥個數降液管寬度降液管中心222438.948438.948第4章T3801塔板工藝尺寸的計算計的要求，選用F1型浮閥閥片厚度δ=2mm,質量為33g,H=12.5mm,L=16.5mm浮閥開孔率選為10%,閥中心距為100mm。工廠提供的數據如下：序號2實際塔板數精餾段塔徑(25-42)單位(含再沸)數值4.1閥數的確定一般在正常負荷情況下，浮閥處在全開時操作，此處取動能因數=10單溢流段氣相平均密度Y,=45.117kg/m雙溢流段氣相平均密度Y,=61.471kg/mF型浮閥的孔徑為“=39mm,故浮閥個數N為化工與材料工程學院畢業(yè)設計雙溢流段氣相平均流率Y?=108.27m3/個全塔浮閥個數N=11N+31N?=11×185+31×158=326428個單溢流雙溢流計算值模擬值以下因個人精力和所查閱的資料有限，僅對T(1)堰長’l=0.7D=0.7×2050=1435mm(2)溢流堰高度",選用平直堰，堰上液流層高度計算，近似取E=1,取板上清夜層高度r=60mm化工與材料工程學院畢業(yè)設計4.3.1精餾段的氣、液相體積流率Mrm=19.33kg/kmolV=(R+1)D=4×1715.787=6863MLm=28.01kg/kmolL=(2782.67+3650)/2=3216.34kmol/hσ=Z×O=0.352×0.004201+0.031×0.0137+0.003×0.0230σ=Z×,=0.197×0.0025+0.302×0.02943+0.501×0.0182σ,=(σ,+σ,o)12=(0.00197+0.00184)/2=0.00191N/m=4.4×0.75×0.0668Ls,m31sVs,m3/由上表數據即可作出漏液線。由因塔徑D=2050mm,故/D=1.43512.05=0.因為A=0.09×3.30=0.3·化工與材料工程學院畢業(yè)設計L,m3/sVs,m3/s由上表數據即可作出液沫夾帶線。4.3.4液相負荷下限線b1=φH+(φ-β-1)hb1=0.5×0.5+(0.5-0.65-1)×0.04=0.204c'=0.1531(1,h?)2=0.1531(1.435×0.034)2L,m3/s0.0060.0150.0300.045V,m3/s化工與材料工程學院畢業(yè)設計由上表數據即可作出液泛線根據以上各方程，可作出T3801精餾段浮閥塔的負荷性能圖，如圖4-1所示。在負荷性能圖上，作出操作點，即可畫出操作線。由圖可查出：4.4T3801塔附件設計T3801有三股進料，,因流股37-11的流量大，故進料管的設計以37-11為例。4.4.1進料管(37-11)T型進料管。本設計采用4.4.3塔底出料管管徑：4.5T3801塔總體高度H=(n-"p-"p-1)HT+°FHg+npH+Hp+Hg+H?+H?H:塔底空間高度，塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，取HH=(42-1-3-1)×0.5+3×0.6+3×0.6+0.6+1.5+1.4+3=28.6m注本章參考文獻[2];[5];[6];[7]?；づc材料工程學院畢業(yè)設計第5章其它設備選型5.1E3802的計算正三角形排列結構緊湊；正方形排列便于機械清洗；同心圓排列用于小殼徑換熱器，外圓管布管均勻，結構更為緊湊。我國換熱器系列中，固定管板式多采用正三角形排列；浮頭式則以正方形錯列排列居多，也有正三角形排列。故選正三角形排列。塔底釜液走換熱器的管程，其進料用嚴格換熱器與塔用虛擬物流連接而得，具體數值見圖5-1。C2H4C圖5-1S4進料數據殼程S6進料為水蒸氣，其摩爾流量：900.000kmol/h,溫度：158℃,壓力：200.000kpa,換熱器的換熱面積為322.60m2。計算類型為管程出口溫度86.90℃管程和殼程的材質均選擇不銹鋼304,換熱器型號為BEM,方位為立式，換熱管規(guī)格25*2*3000,排列方式為正三角形排列，其化工與材料工程學院畢業(yè)設計余各參數為軟件默認值。2371.418KG-MOLHRS7C圖5-2E3802模擬圖表5-1E3802各流股數據StreamDescriptionLiquidMxedMxedCKPA79.1742754.87586.9002752.893200.0002371.4182371.418900.000900.0000.0000.0000.0040.7260.2120.0580.0000.0000.0000.0040.7260.2120.0580.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0001