畢業(yè)設計甲醇制丙烯項目

3 3 7 7 8 39 44 煤制烯烴項目生產(chǎn)工藝設計（烯烴預分餾工段）我國能源結(jié)構(gòu)的特點是缺油少氣而煤炭資源相對豐富，2001年，我國探明的石產(chǎn)業(yè)結(jié)構(gòu)，提高附加值，謀求可持續(xù)發(fā)展，提（5）本項目采用的系列工藝技術(shù)，有效而清潔地利用了煤炭資源，在為國民經(jīng)濟作公司(UOP)和挪威海德魯公司(NorskHydro)等，紛紛致力于非石油資源合成低碳烯烴世界上現(xiàn)行的由甲醇制丙烯的方法主要有兩種：一是MTO[5]技術(shù)(Methanolto反應條件、獲得最大丙烯收率的目的。MTP反應壓力接近常壓，反應溫度450℃~470℃。工藝過程為：原料甲醇預熱到260℃應器，采用高活性、高選擇性的催化劑將75％甲醇轉(zhuǎn)化為二甲醚和水，該反應的轉(zhuǎn)溫度后進入MTP反應器，液相作為控溫介質(zhì)經(jīng)流量進入分離工段[8]。/E比為10。能源是經(jīng)濟和社會發(fā)展的基礎，能源的生產(chǎn)與供應一直受到各國政府的高度重丙烯是僅次于乙烯的一種重要有機石油化工但目前丙烯65％來自蒸汽裂解制乙烯裝置，30％左右來自煉廠流化催化裂化(FCC)MTP技術(shù)制丙烯，可以不用石油而是以甲醇為原料生產(chǎn)烯烴和含氧化合物，再醇裝置來的精甲醇送至二甲醚（DME）預反應器，在高選擇、高活性、幾乎符合熱物產(chǎn)品丙烯，每個反應器有5－6個催化定床反應器，低結(jié)焦催化劑可降低再生循環(huán)次數(shù)，在反應溫度下可以不連續(xù)再生。MTP技術(shù)所用催化劑的開發(fā)和工業(yè)化規(guī)模生產(chǎn)已由供應商完成。Lurgi公司開發(fā)的術(shù)轉(zhuǎn)讓合同，裝置規(guī)模為10萬噸/年。魯奇公司與伊朗石化技術(shù)研究院共同向伊3.1設計目標施減少系統(tǒng)對環(huán)境的不利影響，并對排出的污染甲醇制烯烴的反應機理是在催化劑作用下甲醇先脫水生成二甲醚(DME)，然后C1～C5的低碳烯烴進一步反應生成分子量不同的飽和烴、芳烴、C62CH3OH(甲醇)==CH3OCH3(DME)+H2OnCH3OCH3(DME)==2CnH2n+nH2O（n=2~8）3.3工藝方案的選擇3.3.1工藝方案介紹現(xiàn)在工業(yè)上甲醇制烯烴的方法主要有：UOP／Hydro公司的流化床工藝技術(shù)(FMTP)和中國科學研究院大連化學物理研究所的甲醇該法采用的是類似流化催化裂化的連續(xù)反應～再生方式和磷酸硅鋁分子篩同時，流化床工藝要求開發(fā)一種具有足夠強度、耐磨和一定篩分粒度的催化劑，但5分子篩催化劑，積炭量小(<0.01％的甲醇原料轉(zhuǎn)化成焦炭行，催化劑及反應產(chǎn)物出反應器后進入設置在該反應器下部的氣固快速分離器進行DMTO法該法采用噴霧干燥技術(shù)和微球硫化，開發(fā)出性能優(yōu)異3.3.2工藝方案的比較與選擇提高了反應速率及低碳烯烴選擇性，可通過改變反應的強度來改變產(chǎn)物中乙烯/丙烯的比例，市場適應性催化劑壽命短，工業(yè)放大過程中難以實現(xiàn)MTO反應器采用固定床工藝，積炭量小，可進行原位間歇再生，藝，碳基收率小，產(chǎn)物中乙烯/丙烯的比例可調(diào)性不大，市場適應能力小，反應溫度采用氣固并流下行式流化床短接觸反應器，有效地抑技術(shù)難度高，反應條件難控制，操作費用高，催化劑壽采用噴霧干燥技術(shù)和微球硫化，開發(fā)出性能優(yōu)異的實現(xiàn)規(guī)劃級的連續(xù)再生，很好的解決了反應床層采用催化劑連續(xù)再生工藝，3.4工藝條件的選擇3.4.1MTP反應流程單元來自甲醇中間罐區(qū)的新鮮甲醇和由甲醇回收塔返回的循環(huán)甲醇經(jīng)過一系列換熱282928293.4.2壓縮單元工藝流程26432742413.4.3產(chǎn)品精制單元流程將來自分離工段的混合液烴送入脫丁烷塔精餾分離將丙烯丙烷乙烯經(jīng)冷卻后送入儲罐，將甲烷3.5合成方案的選擇此會減少焦炭前驅(qū)物進一步生成焦炭的可能，一定體積大，溫度不宜控制，接觸時間長，壓降大，床層溫度分布不均，催化劑床層內(nèi)易形成熱點，使催接觸時間長，催化劑顆粒接設備的磨損較固定床嚴重，載體顆粒在湍流過程中3.6壓縮方案的選擇升不超過100℃,否則會發(fā)生嚴重的烯烴聚合，而三段壓縮各段的溫升均會超過3.7堿洗方案的選擇3.8精餾方案的選擇3.9工藝流程將來自分離工段的混合液烴送入脫丁烷塔精餾分離，塔頂C4-經(jīng)將丙烯丙烷乙烯經(jīng)冷卻后送入儲罐，將甲烷3.10論證結(jié)果（2）MTP技術(shù)甲醇制丙烯先進可行，產(chǎn)品乙烯丙烯本課題研究的是甲醇制丙烯的預分離工段。預分離工段包括冷卻和壓縮兩個部4.1.1混合氣冷卻工段4.1.2混合氣壓縮工段4.2物料衡算4.2.1冷卻工段物料衡算4.2.1.1激冷塔物料衡算 PROD-UPB1 WATERPROD-IN PROD-D~6446.67~641.608~7091.192.97E～22459.8186C2H4C3H642874.66C4H102.36E～19C4H8C6H6CH2C2H6C3H8H2OMassFracC2H4C3H6C4H102.43E～134.23E～24C4H8JL-UPHH-PRODFL-UPJL-UPHH-PRODFL-UPC6H6C4.36E～05H24.68E～05C2H6C3H8H2O4.2.1.2混合器物料衡算B1HH-PRODVaporFrac1459.8180459.8626C2H4C3H642874.66C4H10C4H8C6H6CH2C2H6C3H8H2OMassFrac2.95E-06C2H4C3H6C4H10C4H8ININC6H6C2.70E-06H24.68E-05C2H6C3H8H2O4.2.1.3分離器物料衡算B6UPUPDOWM10~7102.19C2H4C3H6C4H10C4H8C6H6CH22.71E～05C2H6C3H8H2OMassFrac2.95E～06C2H44.75E～06C3H6C4H102.07E～06C4H8C6H6C2.70E～06H2C2H6C3H8H2O4.2.2壓縮工段物料衡算W1OUTINW1OUTC1E1C1C1OUTUP1F1E1OUTF1W1INDOWN1W1INF1W1INW1OUTDOWN111001002.2E+062.2E+0600~8411.4~8401.8~0.7190000C2H40C3H60C4H1000C4H80C6H60C0H20C2H60C3H80H2O2.2E+060MassFrac2.0E～05C2H4C3H6C4H10C4H8C6H6CH22.0E～052.0E～052.0E～052.6E～05C2H6C3H8H2OW2INW2OUTDOWN242.46931110000~758.4~754.250000C2H40C3H60C4H1000C4H80C6H60C0H20C2H60C3H80H2O0MassFracC2H4C3H6C4H10C4H8C6H6CH22.6E～052.6E～05C2H6C3H8H2OW3INW3OUTDOWN3~758.4~755.4C2H4C3H6C4H10C4H8C6H6CH2C2H6C3H8H2OMassFracC2H4C3H6C4H8C6H6C0H2C2H6C3H8H2OW4INW4OUTDOWN1PRO～DOWN~1366~1365~0.237C2H4C3H6C4H10C4H8C6H6C2.3E～68H2C2H6C3H8H2OMassFrac2.1E～05C2H4C3H6C4H10C4H8C6H6CH2C2H6C3H8H2O2.4E～064.3.1冷卻工段熱量衡算4.3.1.1激冷塔熱量衡算Rel.diff~8.24E+09~8.24E+094.3.1.2分離器熱量衡算Rel.diff~8.25E+09~8.25E+09~3.00E～08~8.25E+09WattNetduty~8.25E+09Watt4.3.1.3混合器熱量衡算Rel.diff4.3.2壓縮工段熱量衡算4.3.2.1壓縮機的熱量衡算Rel.diff2.14E+07~2.25E～01Rel.diff~1.28E～01Rel.diff~8.98E～02Rel.diff~9.00E～024.3.2.2換熱器的熱量衡算Rel.diff~9.76E+09~9.76E+09Rel.diff~8.69E+08~8.69E+08Rel.diff~8.75E+08~8.75E+08~1.36E～16Rel.diff~1.59E+09~1.59E+094.3.2.3分離器的熱量衡算Rel.diff~4.10E～06NetdutyRel.diffNetdutyRel.diff~1.85E～07~5.32E～11WattNetduty~5.32E～11WattRel.diff~8.55E+05WattNetduty~8.55E+05Watt4.4設備設計選型4.4.1換熱器的設計4.4.1.1設計任務和初始條件熱流體進口溫度為485℃,出口溫度為190℃,流體流量為345000kg/hr，壓力是4.4.1.2換熱器的選型但換熱管內(nèi)清洗困難，損壞管子難以調(diào)換，且管節(jié)省保溫層和減少殼體厚度，高溫物流一般走4.4.1.3確定換熱器型號n0.0221.63600=416m3.h-1可以求得單程管長l==8.14m得相近浮頭式換熱器的主要參數(shù)，見下表:24500mmt=32mm 管程總損失：Δpt=(Δpi+Δpr）FtNsNp=（7831.7+3071.2）×1.4×1×2=30528.4Pa雷諾數(shù)：Re0=d0p0=0.0251841.3=39347＞5001=Ff0nc22=40443.6Pa②殼程給熱系數(shù)a0-4-4根據(jù)Nuo=0.36Re00.55Pr13(μμw）0.140.55a0=294.4×0.128/0.025=1507.3W·m-2·K-10A0===130m2進出進出操作溫度(℃)2t=32mm40370.540443.64.4.2氣液分離器的設計4.4.2.1氣液分離器設計數(shù)據(jù)4.4.2.2工藝尺寸的計算ξ——阻力系數(shù)，ax0.5ue——容器中氣體流速容器的高度分為氣相空間高度和液相高度，此L47.1D2HL——液位的高度，mD——容器直徑，m(p|(p|TTtts混合氣液體進料量為1626.73m3/h，宜采用較大管徑的進料則選擇出口管取Φ180×13（GB/T8163—1999）高壓無縫則選擇出口管取Φ194×13（GB/T8163—1999）高壓無縫校核：根據(jù)所選的管徑，則速度為u==3.143168則選擇出口管取Φ180×13（GB/T8163—1999）高壓無縫校核：根據(jù)所選的管徑，則速度為u==3.1401.1542=0.92m/s，在0.5~4.4.2.4封頭的設計選用標準橢圓形封頭，查鋼制壓力容器類橢圓