(中安联合煤化有限责任公司,安徽,淮南232000)
摘要:本课题主要针对冷分离单元展开工艺设计。查阅文献,设计工艺流程,确定设备的控制方案;完成了设计内容的物料衡算和热量衡算;对典型工艺设备脱甲烷塔釜冷却器E4009进行了详细计算。
关键词 MTO 冷分离 工艺设计 模拟
1 工艺流程设计
图1.1 工艺流程图
经压缩单元处理好的烃液来到冷分离系统,冷分离单元主要作用是将C2 和C3流分彻底分开,其中,以C3为主要组分去往下一个热分离系统,以C2为主要组分物料在冷分离单元经过脱乙烷塔、脱甲烷塔、乙烯精馏塔,主要得到乙烯、乙烷产品。
2物料衡算
本设计为60万吨/年甲醇制烯烃,规定年操作时间为8000小时,每小时产量为25吨。以脱乙烷塔为例进行物料衡算:
表2.1 脱乙烷塔物料衡算表
管道编号 | 901 | 902 | 903 | 904 | 905 |
质量流量/kg/hr | 27460.26 | 12372.65 | 2.08 | 12370.57 | 15089.69 |
H2 | 154.31 | 154.31 | 0.57e-27 | 154.31 | 1.09e-15 |
CH4 | 364.24 | 364.11 | 0.04 | 364.15 | 0.09 |
CO | 445.04 | 445.04 | 0.57e-14 | 445.04 | 0.73e-6 |
C2H4 | 11161.77 | 11161.77 | 0.85e-15 | 11161.77 | 1.26e-6 |
C2H6 | 204.32 | 204.32 | 2.37e-18 | 204.32 | 1.13e-16 |
C3H6 | 10938.50 | 42.35 | 0.04 | 42.30 | 10869.53 |
C3H8 | 729.44 | 0.14 | 0.42e-17 | 0.14 | 729.31 |
C4H8 | 2557.43 | 0.12 | 1.7e-6 | 0.12 | 2557.31 |
C4H10 | 123.04 | 0.001 | 2.3e-7 | 0.001 | 122.93 |
C5H10 | 784.47 | 2.47e-6 | 3.96e-12 | 2.47e-6 | 784.47 |
3热量衡算
用Aspen plus进行热量衡算,以E-4002为例列出热量衡算表。
表3.1 E4002热量衡算表
数据项 | 进口 | 出口 |
管道线 | In | Out |
温度/℃ | -17.1 | -20.9 |
压力/Mpa | 2.899 | 2.899 |
焓流量/KW | 4246.51 | -4218.60 |
/KW | -27.92 | |
Q(热量)/KW | -27.92 | |
误差 | 0 |
3 典型设备的选型与计算
现以冷分离单元出料冷却器E4009为例进行设计计算:
3.1.1 主要物性数据
(1) 定性温度的确定:管程的定性温度为:;壳程的定性温度为:
(2) 与流体有关的物性数据
(1)管程在定性温度下的物性数据:导热系数λ:0.12W/(m·K);粘度μ:42.1μPa·s;比热Cp:1.84kJ/(kg·K);密度ρ:312kg/m3
(2)壳程在定性温度下的物性数据:导热系数λ:0.122W/(m·K);粘度μ:167μPa·s;比热Cp:1.84kJ/(kg·K);密度ρ: 600kg/m3
(3) 工艺过程计算
(1)热流量Q
由换热网络可以确定此换热器所通过的热流量为Q=822.1KW。
(2)计算平均传热温差
(3)根据《化工原理》中对总传热系数K经验值的范围,假设K=450W/(m2·K),则根据
求得换热面积A=156.1m2。
根据以上进出口温度参数及平均传热温差,本工艺选择卧式固定管板换热器,换热面积为156.1m2,其中公称直径DN=900mm,选用不锈耐酸钢传热管,规格为Φ19×2mm,传热管总长L=6.0m,传热管排管数NT为1009根,中心排管数为35,折流板间距为250mm。
(4) 传热管排列方式及管心距
按正三角形排列传热管。根据的传热管规格Φ19×2mm,取管心距t为25mm。
(5) 壳体内径
换热器壳体内径取决于传热管束、管心距和传热管的排列方式。选用标准换热器,忽略壳体壁厚,其壳体内径约为D=900mm,采用卷制圆筒制作筒体。
(6)折流板
采用弓形折流板,取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%,切去的圆缺高度为:
h=25%×D=0.25×2030=507.5mm
取折流板间距为:
B=250mm
折流板数NB=39块,折流板圆缺面水平配置。
(7) 传热系数的校核
1) 管程对流传热系数α1
热物流走管程,无相变,则管程对流传热系数为
当流体被加热时,n=0.4;当流体被冷却时,n=0.3。
管程流体的流通截面积S1=0.347m2;
管程流体流速u1为
管程流体的雷诺数Re1为
管程流体的雷诺数Re1>10000,适用于前式。
则普朗特数Pr为
以上各物性数据符合前式的适用范围,可用于计算管程对流传热系数。
则管程对流传热系数α1
2) 壳程对流传热系数α2
由克恩法计算可得
则管子为正三角形排列时的当量直径为
壳程的流通截面积为
壳程流量mc
壳程流速u0
则壳程流体的雷诺数Re2为
前式中的Re适应范围为(2×103~106),符合前式要求。
而λc==0.122
普朗特数Pr为
粘度矫正
则壳程对流传热系数α2
3)污垢热阻和管壁热阻
对于有机物流体,污垢热阻一般取0.176(m2·K/kW)。
管内侧污垢热阻 Ri=0.000176 m2·K/W
管外侧污垢热阻 Ro=0.00026 m2·K/W
此换热器管程选用不锈耐酸钢管材料,其热导率约为20W/( m2·K),则管壁热阻为
4)总传热系数K0的确定
经计算得到的K0与假设的K=450 W/(m2·K)基本一致,所选用的换热器可以达到换热要求。
5)换热面积的裕度
换热器所需要的换热面积Ac可用式估算传热面积
换热器型号为,换热器实际的传热面积649.6m2,则换热器的面积裕度H为:
换热器E105的换热面积裕度较为合适,可以满足冷热物流的换热要求。
结 论
MTO即甲醇制烯烃,主要包括反应再生单元与烯烃分离单元,烯烃分离单元又包括四个单元:压缩碱洗单元、冷分离单元、热分离单元、丙烯制冷单元,本课题主要针对冷分离单元展开设计,完成MTO厂冷分离单元的工艺设计,工艺比较先进,设计合理,可操作性强,收益较高。
参 考 文 献
1 何应登.MTO工艺与传统乙烯工业的经济性分析[J].炼油技术与工程,2005(10):55-58.
2 姜瑞文.中国石化0.6Mt/a S-MTO装置运行特点[J].炼油技术与工程,2015,45(11):13-16.
3 姜瑞文,张西国,王娟华.中国石化甲醇制低碳烯烃(S-MTO)工艺与开车特点[J]. 炼油技术与工程,2014,44(09):6-8.
4 安延军,付作财.浅析现有MTO烯烃分离技术的特点和发展趋势[J].石化技术,2017,24(04):218+163.
5 杜凤.MTP与MTO技术在石油化工领域的应用进展[J].石化技术,2017,24(05):205.