年产22.7520万吨的乙烯车间基本工艺设计.doc

化学工艺学课程设计

题 目：年产22.7520万吨乙烯车间工艺设计
学 院： 化学与材料工程学院
专　　业： 化学工程与工艺
班　　级：
姓 名：
学 号：
指引教师：
完毕日期： 1月7日

目录

1、 总论 2
1.1 概述 2
1.2 设计根据及规模 2
1.3 工艺方案 2
2、 工艺设计方案 3
2.1 概述 3
2.2 石脑油裂解工艺现状 3
2.2.1 日本共同研究集团裂解工艺 3
2.2.2 韩国LG石化公司裂解工艺 4
2.2.3 国内老式石脑油蒸汽裂解工艺 4
2.3 石脑油裂解工艺设计拟定 8
2.3.1 原料及产品指标 8
2.3.2 催化裂解及预分馏工艺 8
2.3.3 裂解气分离精制工艺 11
3、 物料衡算 12
3.1 概述 12
3.2 物料衡算原理和基准 12
3.3 物料衡算 12
3.3.1 石脑油裂解预解决物料 12
3.3.2 预解决后裂解气物料 12
4、 热量衡算 14
4.1 工艺流程和热量衡算阐明 14
5、 设备选型 15
5.1 反映器设计 15
5.1.1 裂解过程对管式炉规定 15
5.2 换热器设计选型 16
5.2.1 概述 16
5.2.2 选型范例 16
5.3 塔设备设计 20
5.3.1 概述 20
5.3.2 塔型选用原则 20
5.3.3 分离塔设计 21
5.3.4 塔设计成果 34

第一章 总论
1.1概述
随着社会发展，国内乙烯丙烯市场需求急剧增长，乙烯丙烯及其下游产品进口量逐年增长，国内产品市场占有率还不到一半。当前全世界乙烯重要以石脑油（或乙烷）为原料，采用蒸汽热裂解技术（在800℃左右温度下）生产，其产量超过总产量90%。
乙烯工业是石油化工龙头，其发展水平已成为衡量一种国家经济实力重要标志之一，在石化工业乃至国民经济发展中占有重要地位。聚乙烯得到了广泛应用，如粘合剂、农膜、电线和电缆、包装(食品软包装、拉伸膜、收缩膜、垃圾袋、手提袋、重型包装袋、挤出涂覆)、聚合物加工（旋转成型、注射成型、吹塑成型）。
丙烯是仅次于乙烯一种重要有机石油化工基本原料，重要用于生产聚丙烯、苯酚、丙酮、丁醇、辛醇、丙烯腈、环氧丙烷、丙二醇、环氧氯丙烷、合成甘油、丙烯酸以及异丙醇等，其她用途还涉及烷基化油、高辛烷值汽油调合料等。
（1）丙烯制成聚丙烯，聚丙烯应用在塑制品、薄膜制品、纤维制品；
（2）丙烯制成苯酚，苯酚制成木材防腐剂、皮肤科惯用治疗药物、面部美容治疗药物。
1.2设计根据及规模
本设计重要以中华人民共和国石油化工新建四所石脑油裂解厂为现实基本，依照设计规定石脑油31600kg/h进料，年产22.74万吨聚合级乙烯产品。
1.3工艺方案
本设计借鉴中华人民共和国石油化工股份有限公司石脑油裂解方式，选用Kellogg公司和日本出光石油化学公司共同开发一种新型裂解炉——毫秒炉或超短时间炉（USRT炉），蒸汽裂解反映之后对得到裂解气进行预分馏，最后选用前脱乙烷后加氢办法进行分离精制得到乙烯、丙烯。
裂解气分离精制工段现工业应用上也已经非常成熟、高效。裂解气进入分离工段重要是C1~C5混合气体，混合气体在水洗塔进行水洗，除去有机杂质；再流入碱洗塔中洗去酸性杂质气体；为避免水对之后分离过程影响，需将气体干燥；干燥后气体通过压缩、制冷流入脱乙烷塔系统，分离出C3~C5和C2如下产品；C2及如下产品进入脱甲烷塔分离出甲烷和C2产品；C2产品脱炔后进入乙烯精馏塔，分离出聚合级乙烯；C3~C5产品进入脱丙烷塔分离出C3和C4及以上产品，C4及以上产品进入脱丁烷塔得到C4，C3脱炔后进入丙烯精馏塔分离出聚合级丙烯产品。
第二章 工艺设计方案
2.1概述
石脑油制乙烯丙烯重要分为石脑油裂解及预分离工段和裂解气分离工段。
当前全世界乙烯重要以石脑油（或乙烷）为原料，采用蒸汽热裂解技术（在800℃左右温度下）生产，其产量超过总产量90%。催化裂解同蒸汽裂解相比，该过程反映温度比原则裂解反映约低50~200℃，因而比普通蒸汽裂解能耗少，裂解炉管内壁结焦速率将会减少，从而可延长操作周期，增长炉管寿命；二氧化碳排放也会减少，并可灵活调节产品构造，可增长乙烯和丙烯总收率，乙烯生产成本大幅度减少。
2.2石脑油裂解工艺现状
（一）日本共同研究集团裂解工艺
日本通产省工业技术院推动新阳光筹划，其中经5年官民集中共同研究“下世纪化学工艺技术开发”项目中，由日本化学工业协会与工业技术院物质工学工业技术研究所构成共同研究集团，开发成功了生产乙烯、丙烯石脑油催化裂解工艺，可实现大幅度节能和减少环境负荷，并可按乙烯、丙烯供需变化灵活控制烯烃生成比例。
共同研究集团（日本化学工业协会方面参加公司有出光石油化学、东燃化学、日本石油化学、丸善石油化学等）为了证明催化裂解工艺竞争力,进行了石脑油日解决能力3000t 规模可行性研究。该工艺采用固定床，因裂解温度下降,可大幅节能,乙烯和丙烯收率60%，大大超过目的值57%。采用这种固定床型催化裂解工艺，不但可节能20%，减少CO2排放20%，并且由于与现行蒸汽转化炉构造类似，现行工艺经改造和后续工序作若干改造即可使用，证明有助于石化产业强化竞争能力，可望实现新工艺工业化。
石脑油经蒸汽热解生产乙烯、丙烯，其设备大型化和节能工艺开发有一定限度，但为了提高石化产业国际竞争能力和实现削减CO2排放中长期目的，能耗占石化工业40%石脑油裂解炉节能和削减CO2排放工艺开发又是最重要课题。共同研究集团催化裂解工艺，裂解温度比现行蒸汽裂解820℃约低100℃。同步，对以沸石为中心固体酸等催化剂以及烃催化裂解反映进行了广泛研究。
成果显示，沸石系统负载稀土金属催化剂，除活性没有减少、烯烃收率高外，还抑制副产芳烃，特别是负载镧沸石(ZSM-25)催化剂，反映温度650℃(开发目的为750℃)，乙烯和丙烯收率61%(开发目的57%)，显示良好裂解特性。此外，乙烯和丙烯构成比0.7，比现行热裂解丙烯收率高。共同研究集团催化剂添加10%镧可抑制芳烃生成，从而增长乙烯、丙烯收率。这种催化剂再添加2%磷，由于担体中氧化铝与磷互相作用抑制了脱铝，因而重复使用性能不衰减，活性高，寿命长。
（二）韩国LG石化公司裂解工艺
LG石化公司（Seoul）开发了石脑油催化裂解新工艺，与老式蒸汽裂解工艺相比，该工艺可大大提高烯烃产率。采用该技术可提高乙烯产率20%，提高丙烯产率10%。既有裂解装置稍加改进就可使用这一工艺。
该工艺使用含特定金属氧化物专用催化剂，工艺过程在比原则反映温度低50~100℃下操作，因而与常规蒸气裂解相比，耗能大大减少，裂解炉管内结焦速率也将下降，可延长持续运营时间和炉管寿命，同步，CO2排放也较少。
LG公司正在韩国丽川一套30万美元中型装置上进行实验。该公司在丽川乙烯生产能力为75万t/a，在使丽川一台裂解炉采用该技术。烯烃产能增长和运营费用减少，将使年钞票流通费用增长约1500万美元。长期以来，人们盼望开发工业化催化工艺过程用于石油原料裂解为轻烯烃，并用于甲烷氧化偶联以生产乙烯。
（三）国内老式石脑油蒸汽裂解工艺
初期管式裂解炉是沿用石油炼制工业加热炉构造采用横置裂解炉管方箱炉。反映管放置在靠墙内壁处，采用长火焰烧嘴加热，炉管表面热强度低，约为85～125MJ/(m2·h)。20世纪50年代，裂解炉构造有较大改进，炉管位置由墙壁处移至辐射室中央，并采用短焰侧壁烧嘴加热，提高了炉管表面热强度和受热均匀性。热强度可达210MJ/(m2·h)。至60年代，反映管开始由横置式改为直立吊装式，这是管式炉一次重大技术改进。它采用单排管双面辐射加热，进一步把炉管表面热强度提高到约250MJ/(m2·h)，并采用多排短焰侧壁烧嘴，以提高反映径向和轴向温度分布均匀性。美国鲁姆斯公司短停留时间裂解炉（简称SRT炉）是初期立管式裂解炉典型装置。当前世界上大型乙烯装置多采用立式裂解反映管。
1、反映炉炉型
当前国际上应用较广管式裂解炉有短停留时间炉、超选取性炉、林德-西拉斯炉、超短停留时间炉。
（1）短停留时间炉
鲁姆斯公司在60和70年代开发炉型（SRT），有三种：即SRT-Ⅰ、SRT-1Ⅱ及SRT-Ⅲ型，其中SRT-Ⅱ又可分为高选取性（HS）和高生产能力（HC）两种。SRT-Ⅰ型由等径管构成；SRT-Ⅱ及SRT-Ⅲ则为前细后粗变径管，四股平行进料以强化前期加热，缩短停留时间和后期减少烃分压,从而提高选取性，增长乙烯产率。由于三种反映管采用了不同管径及排列方式，其工艺特性差别较大。
SRT型炉是当前世界上大型乙烯装置中应用最多炉型。中华人民共和国燕山石油化工公司，扬子石油化工公司和齐鲁石油化工公司300kt乙烯生产装置均采用此种裂解炉。 （2）超选取性裂解炉
简称USC炉。它是美国斯通－韦伯斯特公司在70年代开发一种炉型，炉子基本构造与SRT炉大体相似，但反映管由多组W型变径管构成，每组四根管,前两根材质为HK-40，后两根为HP-40，所有离心浇铸和内部机械加工平整,管径由小到大，普通为50～83mm，长为10～20m。按照生产能力规定，每台炉可装16、24或32个管组，裂解产物离开反映管后迅速进入一种专用急冷锅炉(USX),每两组反映管配备一种急冷锅炉。
USC炉重要技术特性为：①采用多组小口径管并双面辐射加热，炉管比表面较大，加热均匀且热强度高，从而实现了0.3s如下短停留时间。②采用变径管以减少过程烃分压。短停留时间和低烃分压使裂解反映具备良好选取性。
USC炉单台炉子乙烯年生产能力可达40kt。中华人民共和国大庆石油化工总厂以及世界上诸多石油化工厂都采用它来生产乙烯及其联产品。
（3）林德－西拉斯裂解炉
简称LSCC炉。是林德公司和西拉斯公司在70年代初合伙研制而成一种炉型。炉子基本构造与SRT炉相似。炉膛中央吊装构形特殊反映管，每组反映管是由12根小口径管（前8根构成4对平列管,后4根构成两对平列管）以及4根中口径管（由4根管构成两对平列管）和一根大口径管构成，管径为6～15cm，管总长45～60m。裂解产物离开反映管后及时进入急冷锅炉骤冷。
LSCC炉反映器特点是原料入口处为小口径管双排双面辐射加热，物料能迅速升温，缩短停留时间，后继反映管则为单排双面辐射，管径采用逐管增大方式以达到减少烃分压目。物料在反映管中停留时间为0.2～0.4s。短停留时间和低烃分压使裂解反映具备较高选取性，乙烯产率高。
LSCC裂解炉在工业上得到一定应用，单台炉乙烯年产量可达70kt。
（4）超短停留时间裂解炉
简称USRT炉，或称毫秒裂解炉。是美国凯洛格公司和日本出光石油化学公司在70年代末共同开发成功新型管式裂解炉。炉子由十多根直径约为2.54cm,长约10m单根直管并联构成。反映管吊在辐射室中央，由底部烧嘴进行双面辐射加热。物料由下部进入上部离开并迅速进入专用USX型急冷锅炉,每两根反映管合用一种USX，各种USX合接一种二次急冷锅炉。裂解过程停留时间可低于100ms,从而明显提高了反映选取性。同老式管式裂解炉相比，乙烯相对收率约可提高10％，甲烷和燃料油则有所减少。
USRT炉单台炉乙烯年产量为50～60kt。此种炉初次应用于日本出光石油化学公司所属千叶化工厂年产300kt乙烯生产装置上。中华人民共和国兰州石油化学公司也将采用这种裂解炉生产乙烯。
2、反映炉比较
表2.5裂解石脑油时毫秒炉（USRT炉）与老式炉产品分布比较
产品
老式管式炉高深度裂解
毫秒炉中深度裂解
H2
1.0
1.0
CH4
17.0
12.8
C2H2
0.7
0.7
C2H4
28.5
29.0
C2H6
3.8
3.2
C3H4
0.6
1.0
C3H6
11.6
15.0
C3H8
0.3
0.4
C4H6
3.7
5.4
C4H8
2.7
4.5
C4H10
0.2
0.2
C5+
29.9
26.8
共计
100.0
100.0
H/C比（C5+）
1.0
1.16
H2+ CH4 / C2H4
0.631
0.476
C3H6/ C2H4
0.407
0.517
C4H6/ C2H4
0.130
0.186
C2H4+ C3H6+ C4H6
43.8
49.4
乙烯总效率（乙烷循环）
32.2%
32.2%

（四）中华人民共和国石化股份有限公司催化裂解工艺
一种石脑油催化裂解制乙烯丙烯办法，以C4-C10烃石脑油为原料，在反映温度600-700℃，反映压力为0.001Mpa~0.5Mpa，反映重量空速为0.1-4小时-1，水/石脑油重量比为1~4：1条件下，原料通过催化剂床层，反映生成乙烯丙烯，其中所用催化剂为选自ZSM-5和β沸石共生分子筛、ZSM-5和Y沸石共生分子筛或其混合物。
中华人民共和国石化集团公司投资100亿美元新建四座1000kt/a石脑油裂解厂，在~完毕。这些项目分别由上海石化公司在上海漕泾、天津石化在天津、武汉石化在武汉和镇海炼化公司在宁波建设。据称，肯能寻找合伙伙伴合资建设，中华人民共和国石化也可以自己独立投资建设，除建设乙烯装置外，每座乙烯厂还建设一系列下游生产装置。建设这些大型乙烯项目将使天津石化、武汉石化和镇海炼化公司进入烯烃产品生产行列。

2.3石脑油裂解工艺设计拟定
本设计选用是石脑油蒸汽裂解技术，生成裂解气按照前脱乙烷后加氢分离顺序进行分离精制得到产品聚合级乙烯、丙烯。
2.3.1原料及产品指标
表2.1 石脑油原料指标
项目
数据
密度（20℃）公斤/米³
704.6
馏程 初馏程℃
40
终馏程℃
160
饱和蒸汽压（20℃）千帕
50.2
烷烃%（重量%）
65.18
烷烃中正构烷烃%（重量%）
>32.5
环烷烃%（重量%）
28.44
烯烃%（重量%）
0.17
芳烃%（重量%）
6.21

表2.2产品质量指标
产品
含量（mol比例）
甲烷乙烷含量
丙烯
杂质
聚合级乙烯
99.9％以上
1000ppm如下
250ppm如下
10ppm如下
产品
含量（mol比例）
丙烷含量
乙烯含量
CO，CO2含量
S含量
聚合级丙烯
99.9％以上
5000ppm如下
50ppm如下
5ppm如下
1ppm如下

2.3.2催化裂解及预分馏工艺
石脑油以31600kg/h进料，裂解温度达到800℃，管壁温度达到1000℃。添加水蒸汽为稀释剂，与石脑油共同进料。

图2.1石脑油裂解装置裂解气预分馏过程示意图
如图所示，石脑油裂解装置中裂解炉出口高温裂解气，经急冷换热器回收热量后，再经急冷器用急冷油喷淋降温至220~300℃左右。冷却后裂解气进入油洗塔（或称预分馏塔），塔顶用裂解汽油喷淋，塔顶温度控制在100~110℃之间，保证裂解气中水分从塔顶带出油洗塔。塔釜温度则随裂解原料不同而控制在不同水平。石脑油裂解时，塔釜温度大概180~190℃，轻柴油裂解时则可控制在190~200℃左右。塔釜所得燃料油产品，某些经汽提并冷却后作为裂解燃料油产品。此外某些（成为急冷油）送至稀释蒸汽系统作为稀释蒸汽热源，回收裂解气热量。经稀释蒸汽发生系统冷却急冷油，大某些送至急冷器以喷淋高温裂解气，少某些急冷油进一步冷却后作为油洗塔中段回流。
油洗塔塔顶裂解气进入水洗塔，塔顶用急冷水喷淋，塔顶裂解气降至40℃左右送入裂解气压缩机。塔釜约80℃，在此，可分馏出裂解气中大某些水分和裂解汽油。塔釜油水混合物经油水分离后，某些水（称为急冷水）经冷却后送入水洗塔作为塔顶喷淋，另一某些则送至稀释蒸汽发生器发生蒸汽，供裂解炉使用。油水分离所得裂解汽油馏分，某些送至油洗塔作为塔顶喷淋，另一某些则作为产品采出。
裂解气中具有CO，CO2，H2S，H2O，C2H2等气体杂质，来源重要有三方面：一是原料中带来；二是裂解反映过程生产；三是裂解气解决过程引入。依照《化学工艺学》中石脑油裂解气构成分析，如下表所示：
表2.3石脑油裂解气构成
裂解原料
石脑油
转化率
中深度
构成（体积分数）/%
H2
14.09
CO+ CO2+ H2S
0.32
CH4
26.78
C2H2
0.41
C2H4
26.10
C2H6
5.78
C3H4
0.48
C3H6
10.30
C3H8
0.34
C4
4.85
C5
1.04
C6~204℃馏分
4.53
H2O
4.98
平均相对分子质量
26.83
在裂解和急冷过程中不可避免地会发生二次反映，最后会结焦，积附在裂解炉管内壁上和急冷锅炉换热管内壁上。因此需要及时给裂解炉和急冷锅炉进行清焦。
2.3.3裂解气分离精制工艺
裂解气分离和提纯工艺，是以精馏分离办法完毕。精馏办法规定将组分冷凝为液态。甲烷和氢气不容易液化，碳二以上馏分相对地比较容易液化。因而，裂解气在除去甲烷、氢气后来，其他组分分离就比较容易。因此分离过程重要矛盾是如何将裂解气中甲烷和氢气先行分离。解决这对矛盾不同办法，便构成了不同分离办法。
工业生产上采用裂解气分离办法，重要有深冷分离和油吸取精馏分离两种。油吸取精制分离技术经济指标和产品纯度差，现已被裁减。本设计选用是深冷分离。深冷分离是在-100℃左右低温下，将裂解气中除了氢和甲烷以外其他烃类所有冷凝下来。然后运用裂解气中各种烃类相对挥发度不同，在适当温度和压力下，以精馏办法将各组分分离开来，达到分离目。其经济技术指标先进，产品纯度高，分离效果好，但投资较大，流程复杂，动力设备较多，需要大量耐低温合金钢。

图2.2裂解气分离精制流程图

第三章 物料衡算
3.1概述
石脑油裂解年产22.7520万吨乙烯设计项目，采用毫秒裂解炉反映器反映生成裂解气、裂解汽油和燃料油。预解决后分离出裂解气，再对混合裂解气进行分离，得到产物乙烯和丙烯。整个低碳烯烃生产工艺流程重要由催化裂解预解决过程和烯烃精制两某些构成，物料平衡计算侧重质量守恒。
3.2物料衡算原理和基准
物料衡算理论基本是质量守恒定理。它是研究某一体系内进出物料量及构成变化。进行物料衡算时，一方面必要拟定衡算体系。对普通体系，均可表达为：
（物料积聚率）=（物料进入率）-（物料流出率）+（反映生成率）-（反映消耗率）
当系统没有化学反映时，则：（物料积聚率）=（物料进入率）-（物料流出率）
在稳定状态下有：（物料进入率）=（物料流出率）
3.3物料衡算
3.3.1石脑油裂解预解决物料
形式
物料
百分含量（质量计%）
物料量kg/h
进料
石脑油
31600kg/h
出料
裂解气
73.2
23223.88
裂解汽油
15.76
4978.58
燃料油
11.04
3397.54

3.3.2预解决后裂解气物料
裂解原料
石脑油
转化率
中深度
裂解气量
23223.88kg/h或861866.57mol/h
平均相对分子质量
26.83

裂解气构成（体积分数）/%
物料量（摩尔质量）
H2
14.09
121437
CO+ CO2+ H2S
0.32
2757.97
CH4
26.78
23080.76
C2H2
0.41
3533.63
C2H4
26.10
224947.17
C2H6
5.78
49815.89
C3H4
0.48
4136.96
C3H6
10.30
88772.26
C3H8
0.34
2930.35
C4
4.85
41800.53
C5
1.04
8963.41
C6~204℃馏分
4.53
39042.56
H2O
4.98
42920.96
物料流入：31600kg/h
物料流出：23223.88 kg/h+4978.58 kg/h +3397.54kg/h=31600kg/h
（物料进入率）=（物料流出率），因此物料守恒。

第四章 热量衡算
4.1工艺流程和热量衡算阐明
依照能量守恒定律，进出系统能量衡算式为：
输入系统中能量－从系统输出能量＝系统中积累能量
即：
Q－过程换热之和，涉及与环境换热和与加热剂或冷却剂换热。
W－输入系统总机械能。
∑Hout－离开设备各物料焓之和。
∑Hin－进入设备各物料焓之和。
在稳定流动中，系统内积累能量为零。在无机械形式能量互换时过程所需吸取或放出热量等于其焓变。热量衡算就是对过程进行焓衡算，即：

本热量平衡计算书以单元设备为衡算对象，考虑下面三种形式热量变化过程：
（1）有机械能输入能量转化过程，如压缩机；
（2）有化学反映化学能释放过程，如甲醇催化裂解反映；
（3）只有物理变化单纯焓变过程，如汽化、冷凝和闪蒸等。
通过对重要单元设备进行衡算之后，再对全系统进行热量衡算，以便阐明整个工艺流程中热量变化和运用状况，为公用工程配备提供设计根据。

第五章 设备选型
5.1反映器设计
管式炉裂解技术反映设备是裂解炉，它既是乙烯装置核心，又是挖掘节能潜力核心设备。
5.1.1裂解过程对管式炉规定
对一种性能良好管式炉来说，重要有如下几方面规定：
1、适应各种原料灵活性
所谓灵活性是指同一台裂解炉可以裂解各种石油烃原料。
2、炉管热强度高，炉子热效率高
由于原料升温，转化率增长快，需要大量吸热，因此规定热强度大，管径小可使比表面积增大，可满足规定；燃料燃烧除提供裂解反映所需有效总热负荷外，尚有散热损失、化学不完全燃烧损失、排烟损失等，损失越少，则炉子热效率越高。
3、炉膛温度分布均匀
其目是消除炉管局部过热所导致局部结焦，达到操作可靠、运转持续、延长炉管寿命。
4、生产能力大
裂解炉生产能力普通以每台裂解炉每年生产乙烯量来表达。为了适应乙烯装置向大型化发展趋势，各乙烯技术专利商纷纷推出大型裂解炉。裂解炉大型化减少了各裂解装置所需炉子数量，一方面减少了单位乙烯投资费用，减少了占地面积；另一方面，裂解炉台数减少，使散热损失下降，节约了能量，以便了设备操作、管理，减少了乙烯生产成本、维修等费用。当前运营单台气体裂解炉最大生产能力已达到21万吨，单台液体裂解炉最大生产能力达到18～20万吨。
5、运转周期长
裂解反映不可避免地总有一定数量焦炭沉积在炉管管壁和急冷设备管壁上。当炉内管壁温度和压力降达到容许极限范畴值时，必要停炉进行清焦。裂解炉投料后，其持续运转操作时间，称为运转周期，普通以天数表达。因此，减缓结焦速度，延长炉子运转周期，同样是考核一台裂解炉性能重要指标。
5.2换热器设计选型
5.2.1概述
换热器种类诸多，按热量互换原理和方式，可以分为混合式、蓄热式和间壁式三种。本设计使用间壁式换热器。而间壁式换热器又涉及管壳式、管式、板式、液模式等换热器。咱们重要选用管壳式换热器。
5.2.2选型范例
下面本设计组以反映工段换热器为例做一详细选型阐明。下面本设计组以反映工段换热器为例做一详细选型阐明。
（1）计算定性温度、拟定物理常数
表5.2.1 物性表
项目
管程
壳程
定性温度

物理常数
（在定性温度）

注：，

表中物料物性数据通过热量守恒解决以及《化工工艺设计手册》中得到；
（2）初设总传热系数

（3）计算对数平均温差
热流体 536.7℃477.8℃
冷流体 100℃180℃

（4）计算所需传热面积A,拟定换热器参数

参照化工原理（天津大学出版）拟定换热器参数：

管子为正方形排列 管长，管程数N=2，管数为Nt=160，传热面积，公称直径DN=480mm。
（5）对总传热系数进行校核
a. 计算传热膜系数
对于管程：

对壳程：
取换热器列管中心距t=32mm
当量直径
流体通过管间最大截面积为：

假定

b. 计算总传热系数K
从换热器设计手册（钱颂文 主编）查得污垢系数：

冷却管子为钢管其导热系数，而其壁厚
因此总传热系数：

因此选用值符合设计规定。
（6）压力降计算（参照化工工艺设计手册 第三版上册）
对于管程：
管程压强降
管程流通面积

管内流速为：

设管壁粗糙度为0.1mm,则,则查得
因此

对于壳程：
管子为正方形错列,取F=0.4 取折流板间距h=0.15m
挡板数

因此

管程和壳程压强降均符合题设规定
表5.2.2 换热器计算成果
项目
参数
壳程
单壳程
管程
双管程
壳内径
480 mm
管数
160根
排布方式
正三角形
管间距
32 mm
管内径
20 mm
管外径
25 mm
热负荷
10.9913 MMcal/h
需换热面积
51.2966 m2
实际换热面积
42.1327 m2
平均传热系数
194.7 kcal/h .m2. K
对数平均温差
367.1552 ℃
壳压降
789.6 Pa
管压降
1203.9 Pa
传质单元数
0.2178
裕量
21.75%
依照以上数据，查阅《化工工艺手册》，选用换热器，通过调试，满足压降规定和15～30%裕量及冷却水出口温度规则，最后选用浮头式换热器，型号FA450-52-25-2。
5.3塔设备设计
5.3.1概述
塔有板式塔和填料塔两大类，两者均可以用作蒸馏、吸取等气液传质过程，但各有优缺陷，要依照详细状况进行选取。
5.3.2塔型选用原则
（1）填料塔优势
a. 小直径塔费用低，便于安装；
b. 压降较小，适合于规定压降较小场合；
c. 在难分离场合可以减少塔高；
d. 用于腐蚀严重场合；
e. 适合于发泡物系；
f. 用于间歇精馏，由于填料塔持液量低。
（2）板式塔优势
a. 对于大直径塔设备费用低；
b. 不易堵塞，且易清理；
c. 适合大液量操作，由于板式塔气流为错流，流量增大对气体负荷影响小；
d. 适合于中间内部换热，侧线出料多场合。
5.3.4分离塔设计
塔设计重要以脱甲烷塔为计算范例进行设计。
脱甲烷塔作用是通过混合液挥发度不同将甲烷与C2、C3分离开来。设计此塔时，但愿它能满足如下设计规定：
a. 生产能力大，即气液解决量大；
b. 分离效率高，气液接触充分；
c. 操作稳定，保持高分离效率；
d. 流体流动阻力小，及气液通过每层塔板压降小；
e. 构造简朴可靠，制造安装容易，设备投资小。
（1）塔板选型
a. 板式塔塔板种类
依照塔板上气、液两相相对流动状态，板式塔分为穿流式和溢流式。当前板式塔大多采用溢流式塔板。穿流式塔板操作不稳定，很少使用。
b. 各种塔板性能比较
工业上需分离物料及其操作条件各种各样，为了适应各种不同操作规定，迄今已开发和使用塔板类型繁多。这些塔板各有各特点和使用体系，咱们将几种重要塔板性能比较列表如下：
表5.3.1 几种重要塔板性能比较
塔板类型
长处
缺陷
合用场合
泡罩板
较成熟、操作稳定
构造复杂、造价高、塔板阻力大、解决能力小
特别容易堵塞物系
浮阀板
效率高、操作范畴宽
浮阀易脱落
分离规定高、负荷
变化大
筛板
构造简朴、造价低、塔板效率高
易堵塞、操作弹性较小
分离规定高、塔板数较多
舌型板
构造简朴、塔板阻力小
操作弹性窄、效率低
分离规定较低
闪蒸塔
浮动喷射板
压降小、解决量大
浮板易脱落、效率较低
浮板易脱落、效率较低
下表给出了几种重要塔板性能量化比较：
表5.3.2 几种重要塔板性能量化比较
塔板类型
塔板效率
解决能力
操作弹性
压降
构造
泡罩板
1.0
1.0
5
1
复杂
浮阀板
1.2~1.4
1.4
3
0.5
简朴
筛板
1.2~1.3
1.5
9
0.6
普通
舌型板
1.1~1.2
1.5
3
0.8
简朴
（2）基本数据
表5.3.3 数据表
塔板
编号
气相体积流量cum/h
液相体积流流cum/h
气相密度kg/cum
液相密度kg/cum
液相表面张力dyne/cm
液相粘度cp
1
482.4715
26.0962
30.0282
554.9378
17.1117
0.1206
2
518.5388
25.694
31.7322
478.3581
10.1991
0.07261
3
545.1864
29.2124
32.2437
459.2358
8.7543
0.06834
4
549.2259
29.7655
32.3393
456.842
8.5529
0.06831
5
549.9129
29.8365
32.3421
456.5508
8.5196
0.06836
6
550.2073
29.7576
32.275
456.8406
8.5147
0.06844
7
550.9003
29.3434
31.9775
458.4664
8.519
0.06875
8
551.516
27.8539
31.0486
465.2981
8.521
0.0701
9
2077.446
379.0409
31.9201
484.5984
8.749
0.07458
10
2218.81
395.8869
32.3234
477.6359
8.2931
0.07311
11
2263.467
401.4327
32.5012
475.6356
8.1467
0.07296
12
2279.657
403.4955
32.5801
474.9542
8.0919
0.07298
13
2286.219
404.3395
32.6152
474.6895
8.0693
0.073
14
2289.024
404.6902
32.6291
474.5832
8.0595
0.07302
15
2290.174
404.7536
32.6239
474.572
8.0546
0.07304
16
2289.492
404.1587
32.5506
474.8004
8.0495
0.0731
17
2284.526
400.7282
32.1819
476.3593
8.0659
0.0735
18
2284.526
242.4697
32.1819
484.0618
7.9148
0.07567
由于各塔板数据有一定差别，故求出其平均值。
表5.3.4 计算成果

气相体积流量cum/h
液相体积流流cum/h
气相密度kg/cum
液相密度kg/cum
液相表面张力dyne/cm
液相粘度cp
平均值
1492.294
226.0309
32.11633
475.4678
8.899256
0.074471
（3）塔径
令HT=0.55m，hL=0.07m，则 HT - hL=0.48m

查《化工工艺设计手册》泛点关联图得：C20=0.055
则C=C20=0.055

取安全系数为0.7，则空塔气速为
因此塔径
圆整后取D=2.0m。
（4）塔径初步核算
①降液管及流型选取
降液管重要有弓形、圆形和矩形三种。当前多采用弓形，因其构造简朴，特别适合于塔径较大场合。
液体在塔板上流动途径是由降液管布置方式决定。惯用布置方式有如下几种形式：U型流、单溢流、双溢流、多溢流。下表列出了溢流类型、塔径、液体负荷之间经验数据。
表5.3.5 液体负荷与溢流类型关系
塔径 cum/h
液体流量 cum/h
U型流
单溢流
双溢流
1000
<7
<45

1400
<9
<70

1600
<9
<80

<11
<90
90-160
3000
<11
<110
110-200
由于脱丙烷塔液相负荷为1538.23cum/h，已超过相应塔径双溢流型塔板液相负荷，为此咱们在双溢流基本上对塔板构造作了进一步改进：
a. 加大了外堰长，取（普通而言双溢流型）；
b. 选用凹型受液盘。
（注：这里及下面所提到堰均指偶数板堰，即降液管在两侧堰）
②雾沫夹带
查手册得，

③停留时间
s>5s，
综上，塔径D=2.0m是适当。
（5）溢流装置设计
a. 溢流堰长
b. 溢流堰高度 hw

选用平直堰，近似取，则
堰上液层高度
取板上清液层高度
故，圆整后取
因此板上清液层高度
c. 弓形降液管宽度与降液管面积
有=0.75查手册得
故两侧弓形降液管管宽
两侧降液管面积
为使中间降液管面积’等于两侧降液管面积之和，
经计算中间降液管管宽

故降液管设计合理
d. 降液管底隙高度

e. 液面梯度
平均溢流宽度
液体流道长度
鼓泡层高度
液面梯度
（6）塔板布置
a. 塔板分块
因,故塔板采用分块式。查表得，塔板分为三块
（2）边沿区宽拟定
取
b. 孔布置
筛孔按正三角形排列，取筛孔直径 ，，则t=17.5m
查图得开孔率

依照双溢流型开孔区面积计算公式

因此开孔面积
因此筛孔数
（7）塔板压降
a. 干板阻力hc计算
取板厚 ，则 ，查得C0=0.85，因此

取，，可忽视不计。
因此气体通过塔板总压降

气体通过每层塔板压降

（8）雾沫夹带
（合格）
（9）液泛液校核

取，<,故不会发生液泛。
（10）塔板负荷性能图
a. 液漏线
由，，，，
得

b. 雾沫夹带线
以kg液/kg气为限，求关系如下：
由
，
故

整顿得
c. 液相负荷下限
依照平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷原则。

取,则

d. 液相负荷上限
以作为液体在降液管中停留时间下限，由式
得
e. 液泛线
令
由 ，，，
联立得
忽视,将与，与，与关系式代入上式，并整顿得

式中 ，
，
将关于数据代入，得

故
或

图5.1塔板负荷性能图
（11）塔高
a. 塔顶空间高度
b.