年产60万吨甲醇制乙烯装置的设计——工艺计算.doc

年产60万吨甲醇制乙烯装置的设计——工艺计算
目 录

1 概述 3
1.1甲醇制乙烯的研究和生产概况 3
1.1.1 MTP工艺 3
1.1.2 MTO及DMTO工艺 4
1.2 甲醇制低碳烯烃的原理 6
1.2.1 主要化学反应和反应动力学 6
1.2.2 氧内盐机理 7
1.2.3 碳烯离子机理 7
1.2.4 串联型机理 7
1.2.5 平行型机理 8
1.3设计任务 8
1.3.1 设计要求 8
1.3.2 设计内容 9
1.4过程模拟计算简介 9
1.4.1 Aspen Plus 模拟软件 9
1.4.2 Aspen Plus软件的使用 11
2 工艺流程设计 13
2.1工艺流程设计概述 13
2.2 反应器 14
2.2.1 甲醇转化为烯烃的反应特征 14
2.2.2 反应器及反应条件的选择 15
2.2.3物料衡算 16
2.2.4 反应器及再生器尺寸设计一览表 17
2.3 换热器 18
2.3.1 冷、热物流热状况及换热要求 18
2.3.2换热器模拟计算结果 19
2.3.3 换热器E0101设计尺寸一览表 20
2.4 精馏塔 21
2.4.1 精馏塔设计概述 21
2.4.2 精馏塔简捷模拟计算 22
2.4.3 精馏塔严格模拟计算 25
2.4.4 T0201精馏塔设计参数及尺寸一览表 30
2.4.5精馏塔模拟计算结果汇总 30
3 工艺模拟计算结果 32
3.1物料及能量衡算一览表 32
3.2 产品产量及纯度 38
4 环境保护及安全防护 39
4.1 安全防护措施及意义 39
4.2 环境保护措施及意义 39
5 总结 41
参考文献 42
致 谢 43

1 概述
1.1甲醇制乙烯的研究和生产概况
由煤经合成气制甲醇工艺和烯烃生产聚烯烃及其他下游产品的工艺已经是成熟技术，甲醇制低碳烯烃工艺是煤制烯烃路线的关键技术，也是瓶颈技术[1]。目前国内外具有代表性的甲醇制低碳烯烃工艺主要有MTO和MTP两种。
1.1.1 MTP工艺
甲醇制丙烯（ MTP）工艺由德国Lurgi公司开发，以丙烯为主要产物，以大量汽油、液化石油气和燃料气为副产物。该工艺的主要装置为三个绝热固定床反应器，其中两个在线生产、一个在线再生，以及分离装置。
1.1.1.1 MTP工艺流程
MTP工艺流程示意图如下：

图 1.1 MTP工艺流程示意图
首先将甲醇脱水为二甲醚，然后甲醇、水、二甲醚混合物进入第一个MTP反应器，同时还补充适量的水蒸气。反应在400～450℃、0. 13～0. 16MPa 下进行, 水蒸汽补充量为0. 5～1. 0 kg/ kg甲醇。此时甲醇和二甲醚的转化率为99% 以上, 丙烯为烃类中的主要产物。为获得最大的丙烯收率, 还附加了第二个MT P反应器。反应出口物料经冷却, 并将气体、有机液体和水分离。其中气体先经压缩, 并通过常用方法将痕量水、CO2 和二甲醚分离。然后, 清洁气体进一步加工得到纯度大于97%的化学级丙烯。不同烯烃含量的物料返至合成回路作为附加的丙烯来源。为避免惰性物料的累积, 需将少量轻烃和C4/ C5 馏分适当放空。汽油也是本工艺的副产物, 水可作为工艺发生蒸汽, 而过量水则可在作专用处理后供农业生产用[2]。
1.1.1.2 MTP工艺催化剂
Lurgi 公司开发的固定床MTP 工艺, 虽没有披露其详细催化剂制备方法, 但最新报道称是由德国南方化学公司( Sd Chemie) 提供的专用沸石催化剂。并称该催化剂不但对丙烯具高选择性，而且可在接近反应温度和压力下用氧含量达21% 的氮气就地再生[3]。
1.1.2 MTO及DMTO工艺
最早提出MTO (甲醇制烯烃)的是Mobil公司,该公司在实现了MTG(甲醇制汽油)的工业化后, 考虑到固定床在温度场及传热方面的弱点, 在1986年与德国Uhde及URBK两公司合作进行了密相流化床反应器的MTG试验, 取得了流化床优于固定床的结果。在此之后, 又在该装置上进行了MTO 试验；但其目标仍是液体燃料，即MOGD[甲醇-烯烃(烃齐聚)-汽油及中间馏分油]。当时原油价格的疲软使得MTG流化床反应器与MOGD 工艺均未能工业化；此后, 研究人员把目标转向取得烯烃, 并主要致力于提高选择性并解决催化剂的稳定性和寿命,取得了突破性的进展。1996年初, 美国UOP与挪威NorskH ydro合作完成了甲醇进料量为0.5t/d的中间试验, 采用磷酸硅铝分子筛, 可能是SAPO-34 (其孔口直径小于ZSM - 5而不容大分子逸出, 其表面酸度亦弱于后者而不利于链增长及饱和反应)，在350-500摄氏度，0.1-0.5MPa的条件下, 使用流化床反应器, 产品三烯的碳收率在90% 以上, 且乙烯/丙烯比例可在1.5/1—0.75/1的范围内调节。依据试验结果提出的超大装置反应进出物料流量，对原料甲醇而言, 三烯达到理论收率的91.14% ,加上也有利用价值的C5烯则达到93.55%, 生焦率不到2.9% 。
2004年8月，中科院大连化学物理研究所、陕西新兴煤化工科技发展有限责任公司和中国石化集团洛阳化工程公司共同合作开发DMTO甲醇制烃技术，在陕西华县建成世界第一套万吨级甲醇制取低碳烃的DMTO工业化示范装置，规模为1.67万t/a.2006年8月，三方共同完成工业化试验，并通过成果鉴定。取得的技术指标为：甲醇转化率大于99.8%，目标产品乙烯、丙烯选择性大于78.71%，m(乙烯)：m（丙烯）=1，两者比例关系可根据工艺参数调整，在1.5-1.8之间变换。

总的来说，MTO工艺/DMTO工艺主要产物为乙烯和丙烯，该工艺的主要装置为一个流化床反应器，一个再生器，以及产品分离系统。
1.1.2.1 MTO工艺流程
MTO工艺流程示意图如下：

图 1.2 MTO工艺流程示意图
甲醇经换热器汽化后与补充的新鲜催化剂、循环再生催化剂一起进入流化床反应器底部，在该反应器内甲醇接近100%地被转化，生成低碳烯烃及其他副产物。失活的催化剂进入再生器后，通入空气烧去催化剂上的结碳，恢复活性后循环回反应器内达到稳定态[4]。
反应成成气体经冷却后闪蒸，反应生成的水被冷凝分离出来，分离进入下一工序用碱洗脱除去其中的二氧化碳，然后再干燥脱出痕量的水。在产品分离系统中首先经进行预分离，CH4、C2H4、C2H6等轻组分作为塔顶流出液，进入脱甲烷塔脱出甲烷后再进入C2精馏塔将C2H4和C2H6分离，得到聚合级乙烯；C3H6、C3H8以及C4、C5组分作为塔釜液进入丙烯精馏塔得到聚合级丙烯，丙烯精馏塔釜液再进一步分离出C3H8和C4/C5。
1.1.2.2 MTO工艺催化剂
可用于甲醇制烯烃的催化制包括菱沸石、毛沸石、T 沸石、ZK-5 等。但研究表明这类小孔沸石虽然主产物是C2～C4 直链烯烃, 但受孔结构限制, 催化剂很快就积炭。中孔沸石, 如HZSM-5 对MTO反应有较高活性, 且失活速率明显低于小孔沸石, 但乙烯选择性较差, 而丙烯和C6芳烃收率较高。之后通过使用金属杂原子对ZSM-5进行改性, 使烯烃选择性有较大幅度的提高。
MTO工艺催化剂取得突破性进展的是UOP/ Hydro 公司开发的以SAPO-34为基础的MTO-100催化剂。SAPO-34非沸石分子筛是1984年美国UCC研制的一种结晶磷硅铝酸盐, 其结构类似菱沸石, 具有三维交叉孔道, 孔径为0.43 nm, 属立方晶系, 其强择形的八元环通道可抑制芳烃的生成。另外, 它的孔径比ZSM-5小, 但孔道密度大, 可利用的比表面积多。所以, MTO的反应速度又较快。再加上SAPO-34 的良好热稳定性和水热稳定性, 这对流化床连续反应再生操作十分重要[5]。
专利中披露的SAPO-34 详细配制过程是采用水热法直接合成。硅源、铝源和磷源分别为硅溶胶、拟薄水铝石和过磷酸。模板剂为四乙基氢氧化铵。按照关系式( 0. 5～10) R: ( 0. 05～10) SiO2 : ( 0. 2～ 3) Al2O3: ( 0. 2～3) P2O5 : ( 20～200) H2O ( R 为模板剂) 确定原料组成。在搅拌的同时, 将计量原料按一定顺序混合, 充分搅拌成凝胶, 装入不锈钢高压釜中, 封闭加热到150～250℃, 在自身压力下, 进行恒温晶化反应。晶化完全后, 将固体产物经过滤或离心分离, 水洗并干燥, 即得到SAPO-34 分子筛原粉。工业催化剂则以SAPO-34 原粉为活性基质, 再添加粘结剂和填充剂, 并经喷雾干燥成型, 在适当温度下焙烧即可。通常SAPO-34 在催化剂中含量为40% , 高岭土为40%, 其反应结果与100%SAPO-34粉末相同。
近年来SAPO-34 催化剂的改性主要是通过引入碱土金属实现的。例如引入Sr, 可使乙烯和丙烯总收率可达89.5%, 乙烯与丙烯比高达2.3[6]。
1.2 甲醇制低碳烯烃的原理
1.2.1 主要化学反应和反应动力学
由甲醇转化为烃类的反应是一个十分复杂的反应系统, 包括许多平行和顺序反应[7]。甲醇制乙烯和丙烯的化学反应方程式和热效应为：
2CH3OH→C2H4 + 2H2O △H=11.72 KJ/ mol, 427℃
3CH3OH→C3H6 + 3H2O △H=30.98KJ/ mol , 427℃
一般认为, MTO 或MTP 的反应机理与甲醇制汽油的MTG 工艺有相似之处, 大致可以分为以下三个过程: (1)二甲醚( DME) 的生成, 进而与甲醇同SAPO-34分子筛上酸性位作用生成甲氧基；（2）第一个C-C键的生成；( 3) 一次反应的产物向更高的烯烃上的转化[8]，即:

甲醇首先脱水为二甲醚( DME) , 继续脱水生成包括乙烯和丙烯在内的低碳烯烃, 少量低碳烯烃则以缩聚、环化、脱氢、烷基化、氢转移等反应、生成饱和烃、芳烃及高级烯烃等。

有关催化反应机理所研究已有综述, 其中代表性的理论如下:
1.2.2 氧 内 盐机理
该机理认为, 甲醇脱水后得到的二甲醚与固体酸表面的质子酸作用形成二甲基氧离子, 之后又与另一个二甲醚反应生成三甲基氧内氧盐。接着, 脱质子形成与催化剂表面相聚合的二甲基氧内盐物种。该物种或者经分子内的Stevens 重排形成甲乙醚, 或者是分子间甲基化形成乙基二甲基氧离子。两者都通过b-消除反应生成乙烯。
1.2.3 碳烯离子机理
在沸石催化剂酸、碱中心的协同作用下, 甲醇经a-消除反应脱水得到碳烯( CH2 ),然后通过碳烯聚合反应或者是碳烯插入甲醇或二甲醚分子中即可形成烯烃。
1.2.4 串联型机理
该机理可用下式表示：

式中来自甲醇，并通过多步加成生成各种烯烃。

1.2.5 平行型机理
平行型机理示意图如下：

该机理是以SAPO-34 为催化剂, 以甲醇进料的标记和来自乙醇的乙烯标记跟踪而提出的。
甲醇脱水生成烯烃的反应机理至今尚未完全弄清, 是首先生成乙烯, 还是丙烯或是二者同时产生, 都有相应的实验证明, 可能随条件不同而异, 这正是出现MTO和MTP两种工艺水平的根据所在。
1.3设计任务
1.3.1 设计要求
原料：甲醇
产品：聚合级乙烯（纯度99.95%以上）
聚合级丙烯（纯度99.5%以上）
设计规模：年产60万吨聚合级乙烯和聚合级丙烯，按照300天开工计算，即7200h/a。
1.3.2 设计内容
设计内容：本设计工作是以甲醇制乙烯装置为研究对象，以流化床反应和烯烃分离系统主，建立工艺流程并进行优化，以MTO工艺操作条件为依据，并附属设计各工段主要设备的尺寸结构。
（1）收集和汇总进行Aspen Plus软件模拟计算所需要的各种物质基础物性数据；
（2）设计工艺流程，用Aspen Plus软件对流程进行模拟及优化，确定装置的操作条件和设备参数，为基础设计提供基础数据；
（3）依据模拟计算结果，按照工程设计要求，进行各主要设备的工艺设计工作，绘制设备装置图以及工艺流程图。
1.4过程模拟计算简介
随着计算技术和化工过程系统模型化技术的发展, 计算机在化工过程开发中的地位得到了明显提升, 从最初的辅助计算、辅助设计发展到目前的静态和动态模拟、优化、工艺改造和系统综合评价, 已经部分取代了小试, 甚至中试。计算机模拟已经成为过程开发和设计中不可缺少的关键组成[9]。
化工过程模拟技术是计算机化工应用中最基础、发展最为成熟的技术之一, 化工过程模拟与实验研究的结合是当前最有效和最廉价的化工过程研究方法, 它可以大大节约实验成本, 加快新产品和新工艺的开发过程。化工过程模拟可以用于完成化工过程及设备的计算、设计、经济评价、操作模拟、寻优分析和故障诊断等多种任务。当前人们对对化工流程模拟技术的进展、应用和发展趋势的关注与日俱增[10]。
本设计的工艺流程、操作条件及大部分设备的参数主要通过Aspen Plus化工模拟软件模拟计算来完成。
1.4.1 Aspen Plus 模拟软件
Aspen Plus 化工模拟系统是美国麻省理工学院于20 世纪70 年代后期研制开发的大型化工模拟软件。由美国ASPEN PLUS技术公司80 年代初推向市场，该软件经过30年不断地改进、扩充和提高，已先后推出了十多个版本，成为举世公认的标准大型流程模拟软件。它用严格和最新的计算方法，进行单元和全过程的计算，为企业提供准确的单元操作模型，还可以评价已有装置的优化操作或新建、改建装置的优化设计，用户还能够在工艺计算的同时估算基建费用和操作费用进行过程的技术经济评价。目前这套系统已广泛应用于化工、炼油、石油化工、煤炭、冶金、环保、动力、节能、医药、食品等许多工业领域[11]。目前，我国大型石油化工公司、高校、设计院等已引进多套该模拟软件。
Aspen Plus是基于稳态化工模拟、优化、灵敏度分析和经济评价的大型化工流程软件。它为用户提供了一套完整的单元操作模型，用于模拟各种操作过程，从单元操作到整个工艺流程的模拟。Aspen Plus主要由三个部分组成，简述如下：
（1）物性数据库 Aspen Plus自身拥有两个通用的数据库：Aspen CD——ASPEN TECH公司自己开发的数即库，DIPPR——美国化工协会物性数据设计院设计的数据库。另外还有多个专用的数据库，如电解质、固体、燃料产品，这些数据库结合拥有的一些专用状态方程和专用单元操作模块使得Aspen Plus软件可使用与固体加工电解质等特需的领域，极大地拓宽了Aspen Plus的应用领域。
Aspen Plus是基于流程图的过程稳态模拟软件，包括56种单元操作操作，含5000种纯组分、5000对二元混合物、3314种固体化合物、40000个二元交互作用参数的数据库。
Aspen Plus具有工业上非常完备的的物性系统。其包括1773种有机物、2450种无机物、3314种固体、900种水溶液电解质的基本物性参数。UNIQUC和UNIFAC方程的参数也收集在数据库中。计算时可自动从数据库中调用基础物性进行传递物性和热力学计算。
（2）单元操作模块 Aspen Plus中有五十多种单元操作模块，如混合、分割、换热、闪蒸、精馏、反应等，通过这些模块的组合，能模拟用户所需要的流程。除此之外，Aspen Plus还提供了灵敏度分析和工况分析模块。利用灵敏度分析模块，用户可设置某一变量作为灵敏度分析变量，通过改变此变量的值模拟操作结果的变化情况。采用工况分析模块，用户可以对同一流程几种操作工况进行分析。
（3）系统实现策略（数据输入—解算—结束输出） Aspen Plus提供了操作方便、灵活的用户界面——Model Manger，以交互式图形界面（GUI）来定义问题、控制计算和灵活地检查结果。用户在窗口环境中可以使用鼠标和键盘操作，并提供多种菜单，包括一般文本菜单、下拉菜单（Pull-down）、弹出菜单（Pop-up）和对话框（Dialogue Box）等，用户可以根据屏幕提示以填充表格的方式填入数据、定制报告、定义图标和流程。
Aspen Plus解算方法为序贯模块方法，对流程的计算顺序可以由用户自己定义，也可以由程序自动产生。对于有循环回路和设计规定的流程必须迭代收敛。所谓设计规定是指用户希望规定某处的变量值达到一定的要求。Aspen Plus采用先进的数值计算方法，能使循环物料和设计规定迅速而准确地收敛。这些方法包括直接迭代、正割法、拟牛顿法、Broyde法等。这些方法均经Aspen Tech进行了修正。Aspen Plus可以同时收敛多股撕裂物流、多个设计规定，甚至收敛有设计规定的撕裂物流。应用Aspen Plus的优化功能，可以将任何工程和技术经济变量作为目标函数，寻求工厂最优操作条件，且对约束条件和可变参数的数目没有限制。
Aspen Plus是目前应用最广泛的化工大型通用流程模拟软件，是世界上唯一能处理带有固体、电解质、生物质和常规物料等复杂物质的流程模拟系统，其相平衡及多个精馏塔计算体现了目前工艺技术水平的重要进展[12]。
1.4.2 Aspen Plus软件的使用
Aspen Plus软件的使用流程图如下：

图1.3 Aspen Plus软件使用流程图
本项目设计是以Aspen Plus结合给定的工艺数据和要求，通过流程的模拟计算，来确定各个操作单元合适的操作参数以及设备参数，为设备设计提供基础数据。

2 工艺流程设计
2.1工艺流程设计概述
本项目采用MTO工艺，Aspen Plus软件模拟流程图如下：

图2.1 Aspen Plus模拟工艺流程图
上游180万吨/年甲醇原料经过加压、汽化升温预热之后进入流化床反应器发生反应，反应出料经降温冷却、脱除水和 CO2之后进入C2精馏塔。乙烷以下的轻组分（乙烯、甲烷）为塔顶产品，进料进入脱甲烷塔；脱甲烷塔塔顶采出蒸汽为富甲烷气，塔底出料进入乙烯精馏塔；乙烯精馏塔塔顶采出聚合级乙烯，塔底出料为富乙烷液（可作为燃料）。丙烯以上的重组分（丙烯、丙烷、C4、C5组分）从C2 精馏塔塔底采出，进入聚合级丙烯精馏塔，塔顶采出聚合级丙烯；塔底产物主要成分为少量丙烷与C4+组分，可将其进行裂解后回流至烯烃分离单元以提高碳基利用率，最大限度获取烯烃产品。
整个工艺流程主要分为原料气化部分、反应-再生部分、产品急冷及预分离部分、产品分离部分，以及污水汽提部分、主风机组部分、蒸汽发生部分等附属部分。
（1）原料气化部分
原料气化部分的主要作用是将液体甲醇原料按要求加热到进料要求温度，以汽相形式进入反应器。
（2）反应-再生部分
该部分是 DMTO 技术的核心，采用循环流化床的反应-再生型式，两器内需设置催化剂回收系统、原料及主风分配设施、取热设施、催化剂汽提设施，能够满足反应操作条件要求的催化剂输送系统。
（3）产品急冷及预分离部分
产品急冷的主要作用是将产生的反应混合气体在该部分进行冷却。 为预分离提供合适的进料条件。
（4）预分离部分及产品分离部分
该部分的主要作用是将脱除水和二氧化碳并且经过冷却后的反应混合产物进行分离，获得聚合级乙烯和聚合级丙烯，以及其他反应副产品。
2.2 反应器
2.2.1 甲醇转化为烯烃的反应特征
（1）酸性催化特征
甲醇转化为烯烃的反应包含甲醇转化为二甲醚和甲醇或二甲醚转化为烯烃两个反应。前一个反应在较低的温度（150-350℃）即可发生，生成烃类的反应在较高的反应温度（>300℃）下发生。两个转化反应均需要酸性催化剂。通常的无定形固体酸可以即作为甲醇转化的催化剂，容易使甲醇转化为二甲醚，但生成低碳烯烃的选择性较低。
（2）高转化率
以分子筛为催化剂时，在高于400℃的温度条件下，甲醇或二甲醚很容易完全转化（转化率100%）。
（3）低压反应
原理上，甲醇转化为低碳烯烃反应是分子数量增加的反应，因此低压有利于提高低碳烯烃尤其是乙烯的选择性。
（4）强放热
在200-300℃，甲醇转化为二甲醚和甲醇转化为低碳烯烃均为强放热反应，反应的热效应显著。
（5）快速反应
甲醇转化为烃类的反应速度非常快。根据大连化物所的实验研究，在反应接触时间短至0.04s便可以达到100%的甲醇转化率。从反应机理推测，短的反应接触时间，可以有效地避免烯烃进行二次反应，提高低碳烯烃的选择性。
（6）分子筛催化的形状选择性效应
原理上，低碳烯烃的高选择性是通过分子筛的酸性催化作用结合分子筛骨架结构中孔口的限制作用共同实现的。结焦的产生将造成催化剂活性的降低，同时又反过来对产物的选择性产生影响。
2.2.2 反应器及反应条件的选择
根据上述甲醇制烯烃反应的特征，结合文献记载，选择连续反应—再生的循环流化床反应器。进料为2.2atm，86℃的饱和甲醇液体，反应条件为460℃，反应压力为2.2atm，催化剂选择SAPO-34分子筛。
Aspen Plus模拟计算中选用Reactor模块进行模拟，其流程示意图如下：

图 2.2 反应器模拟示意图
2.2.3物料衡算
（1）进料
年产60万吨烯烃，工业上普遍采用甲醇：烯烃=3:1的比例，故需要甲醇的量为：，
按每年生产7200h计算，甲醇的质量流量为：
（2）出料
Aspen Plus模拟计算反应器出口物料情况汇总如下：
表 2.1 反应器出口物料汇总表
成分
质量流量（Kg/h）
CH4
2100
C2H4
43150
C2H6
850
C3H6
41900
C3H8
2800
C4H8
10225
C5
4525
CH3OH
250
CO2
300
H2O
140500
C
3400
总物流
250000
反应器内甲醇的转化率：，接近完全转化。
结焦率：
乙烯产率：
丙烯产率：
双烯比例
2.2.4 反应器及再生器尺寸设计一览表
(1)反应器
表 2.2 反应器尺寸设计一览表
名称

数值
单位
床层
高度
8.27
m

直径
4.78
m
过渡段
高度
0.42
m
扩大段
高度
8
m

直径
6.76
m
旋风分离器
入口截面积
0.20

CLP/B-10.6
个数
10
个

一级料腿高度
7.30
m

二级料腿高度
5.80
m
分布管
开孔直径
0.004
m

开孔数
1819
个/

主管直径
4
m
换热管
管数
647
个

管径（内径）
50
mm

换热面积
822.52

（2）再生器
表 2.3 再生器设计尺寸一览表
名称
项目
数值
单位

旋风分离器
(CLP/B-10.6)
入口截面积
0.20

个数
6

一级料腿高度
13.20
m
二级料腿高度
11.20
m
溢流管
顶部直径
0.98
m
底部直径
0.30
m
高度
4.72
m

分布管
主管直径
0.60
m
支管直径
0.3
m
支管数量
4

同心圆管直径
0.075
m
同心管接口数
64
个
喷嘴数
470
个
稀相段
直径
5.49
m
高度
10
m
过渡段
高度
1.20
m
密相段
直径
4.11
m
高度
6
m
2.3 换热器
以流程图中的E0101换热器为例。Aspen Plus模拟过程采用Heater Exchanger模块中的HeatX 进行计算。
2.3.1 冷、热物流热状况及换热要求
（1）热冷物流组成及热状况
E0101换热器的冷物流为原料甲醇，热物流为来自反应器的高温气体。其组成和热状况汇总如下：
表 2.4 换热器E0101冷热物流组成总表
物料
组成
质量流量（Kg/h）
冷物流
热物流
CH30H
250
250000
CH4
2100
—
C2H4
43150
—
C2H6
850
—

C3H6
41900
—
C3H8
2800
—
C4H8
10225
—
C5
4525
—
CO2
300
—
H2O
140500
—
总物流
250000
250000
温度/K
733
298
压力/atm
2.2
2.2
（2）换热要求
冷物流经过换热器换热后即进入反应器，需要在2.2atm下饱和液体进料。经查阅资料知，甲醇在2.2atm下饱和液体温度为359K。因此换热器冷物流在出口温度应达到359K。
2.3.2换热器模拟计算结果
Aspen Plus模拟计算换热器E0101结果汇总如下：

表 2.5 换热器E0101计算结果汇总
模拟计算结果
进口
出口
温度/K
冷物流
298
359
热物流
733
639
压力/atm
冷物流
2.2
2.2
热物流
2.2
2.2
汽化分率
冷物流
0
0
热物流
1
1
换热量/
58618359
需要换热面积/
53.62
实际换热面积/
53.62

2.3.3 换热器E0101设计尺寸一览表
表 2.6 E0101换热器设计尺寸一览表
中国海洋大学
工程名称

设备名称
E0101换热器
设备位号
E0101
台数
1
传热面积
1438m2
流体位置
1
壳程
管程
流体名称
2
甲醇原料
反应器塔底液体
总流量 kg/s
3
69.44
69.44

4
进口
出口
进口
出口
液体流量 kg/s
5
69.44
69.34
0.94
0.94
蒸汽 kg/s
6
0
0.11
68.5
68.5
操作温度 ℃
7
25.02
85.41
160
39.33
密度 kg/m3
8
778.8
697.43
599.96
779.9
黏度 mPa∙s
9
0.54
0.29
0.013
0.0029
导热系数 W/(m∙K)
10
0.66
0.51
0.037
0.0224
比热 kJ/kg.k
11
2.23
2.19
2.23
1.94
潜热 kJ/kg
12

1147.5

操作压力（绝） atm
13
2.27
2.23
流速 m/s
14
0.79
14.95
压降 kPa
15
0.554
1.1
传热量 kW
16
16282.8
对数平均温差 ℃
17
71.4
总传热系 W/( m2∙K)
18
75.52
设计温度 ℃
19
190
260
设计压力（绝） atm
20
4.935
4.935
程数
21
1
1
腐蚀裕度 mm
22
3.18
3.18
材质
23
管子 Q235-A
管板Q235-A
壳体 Q235-A
封头Q235-A
管子
24
管数3140
内径18mm
外径25mm
管长6000mm

25
管中心距
25mm
正三角排列
壳体
26
外径
2000mm
折流板间距600mm
切割19.82%
保温
27
壳体
是
封头
是
结构形式：固定管板式
安装
卧式
室外

2.4 精馏塔
2.4.1 精馏塔设计概述
Aspen Plus模拟计算精馏塔采用的是Colums模块中的DSTWU和RadFrac，其模拟流程示意图如下：

图 2.3 精馏塔模拟示意图
本项目设计中共有5个精馏塔，分别为T0201预分离塔、T0202脱甲烷塔、T0203 C2精馏塔、T0301 C3精馏塔及T0302 C4精馏塔。T0201预分离塔将C2及以下组分分离出来，为进一步分离做准备；T0202脱甲烷塔主要除去去产品中的甲烷；T0203 C2精馏塔分离乙烯和乙烷，获得纯度在99.95%以上的聚合级乙烯产品；T0301 C3精馏塔分离出纯度为99.5%以上的聚合级丙烯产品；T0302 C4精馏塔主要分离丙烷及C4/C5等副产品。

以下设计过程及结果均采用 T0201 预分离塔为例进行说明。
2.4.2 精馏塔简捷模拟计算
2.4.2.1 简捷模拟计算概述
做精馏塔新流程模拟分析必须先进行简捷模拟计算，也就是塔的初步设计。简捷模拟计算结果主要为理论板数、进料位置、最小回流比、塔顶/塔底热负荷，以这些简捷塔模拟计算结果为精确计算的输入依据，进行精馏塔精确（严格）模拟分析。
精馏塔的模拟计算类型可分为设计型和操作型模拟计算，可以通过定义模型的回流比进行设计型计算，又可以定义塔板数进行操作型计算。
本项目设计均采用的定义模型的回流比进行进行设计型计算。
2.4.2.2 T0201进料状况及分离要求
（1）进料组成及热状况 T0201进料采用饱和液体进料，其组成和热状况如下：
表 2.7 T0201 进料组成及热状况表
成分
质量流量（Kg/h）
CH4
2100
C2H4
43150
C2H6
850
C3H6
41900
C3H8
2800
C4H8
10225
C5
4525
总物流
10555
温度/K
268.1
压力/atm
25
汽化分率
0
（2）分离要求 T0201为分离工段的第一个塔，为产品的预分离塔。主要目的是将CH4、C2H4、C2H6三种轻组分和C3H6等其他重组分分开，为下一步产品的分离提供便利。模拟计算过程中设定C2H6为轻关键组分， C3H6为重关键组分。轻关键组分在塔顶中回收率为0.9995，重关键组分在塔顶中的回收率为0.0005。二者应尽可能分开。
2.4.2.3 灵敏度分析

图 2.4 T0201简捷模拟灵敏度分析
精馏塔简捷模拟计算中进行灵敏度分析的主要目的是通过分析实际塔板数随回流比的变化，来确定合适的塔板数，为严格模拟计算提供数据支持。
T0201简捷模拟灵敏度分析的结果如图2.4所示。经过分析，选择回流比1.3作为确定实际塔板数的依据。

2.4.2.4 简捷模拟计算结果
（1） T0201简捷模拟物料计算结果汇总如下：
表 2.8 T0201简捷模拟物料计算结果汇总表
名称
质量流量（Kg/h）
塔顶馏出液
塔底釜液
CH4
2100
0
C2H4
43149.64
0.186
C2H6
849.57
0.425
C3H6
20.95
43149.64
C3H8
0.20
2799.799
C4H8
0
10225.03
C5
0
4524.98
名称
塔顶馏出液
塔底釜液
总物流
46120.36
59429.42
温度/K
241.4
343.6
压力/atm
25
25
汽化分率
0
0

（2）T0201简捷模拟采用回流比1.3，精馏塔参数计算结果汇总如下：
表2.9 T0201塔参数计算结果汇总表
名称
参数
最小回流比
0.745
实际回流比
1.3
理论板数
20.4
实际板数
34.6
进料位置
15.8
进料板以上实际板数
14.8
再沸器所需热量
41355181KJ/h
冷凝器所需冷量
-32375222.6 KJ/h
再沸器温度
241.4 K
冷凝器温度
343.6 K
塔顶馏出率
0.5656

2.4.3 精馏塔严格模拟计算
2.4.3.1 精馏塔严格模拟计算概述
精馏塔严格模拟计算主要是在简捷模拟计算所确定的理论塔板数、进料位置、最小回流比、冷凝器及再沸器温度等参数的基础上，进行精馏塔各项参数的严格模拟计算。
2.4.3.2 操作条件和设备参数
表2.10 T0201操作条件和设备参数表
名称
参数
进料温度/K
268.1
进料压力/atm
25
进料流率/(Kg/h)
105550
塔板数（实际板）
35
进料位置
16
精馏段级数
2~15
冷凝器类型
全凝
再沸器类型
Kettle
采出率
0.56544
压降/kPa
1

2.4.3.3 灵敏度分析
为了保证丙烯产品的纯度，轻关键组分乙烷在塔釜液中的含量和重关键组分丙烯在塔顶馏出液的含量必须尽可能低，才达到要求。

图 2.5 T0201釜液中乙烷摩尔流量随回流比变化图

图 2.6 T0201馏出液中丙烯摩尔流量随回流比变化图
经以上两图分析，当回流比为1左右时，塔釜液中的乙烷含量和塔顶馏出液中的丙烯含量均能达到要求，故选择T0102的操作回流比为1.
2.4.3.4 T0201 严格模拟计算结果
（1）塔内汽液相流量分布
由于第十六块板上进料，故在第十六块板处液相流量有大幅度增加；第35块板为再沸器，所以此处液相流量急剧减小；第一块板为全凝器，气体全部冷凝为液体，所以此处气相流量减小至零。提馏段和精馏段气相流量变化不，近似符合恒摩尔流假定。

图2.7 T0201汽液相流量分布图
（2）温度分布
轻组分含量越高，温度越低，重组分含量越高，温度越高。由塔顶至塔底轻关键组分含量越来越低，重关键组分含量越来越高，所以由第一块板至最后一块板的温度是逐渐升高的趋势。

图2.8 T0201温度分布图
（3）轻重关键组分在气、液相中的分布
T0201轻关键组分为乙烷，重关键组分为丙烯。经过对图2.9和图2.10的分析知：由于轻关键组分乙烯在进料中的含量特别低，所以曲线位置比较靠下；第十六块板处进料，导致乙烯的含量有所升高。第三十一块板以后，重关键组分丙烯的含量降低是因为T0201为多组分精馏塔，第三十一块板至第三十五块板上的分离任务已经由轻关键组分和重关键组分的分离变为重关键组分和重非关键组分的分离。轻重关键组分在气相和液相中的组成分布规律基本一致，符合气液相平衡定律。

图2.9 轻重关键组分在液相中的分布图

图2.10 轻重关键组分在气相中的分布图
（4）物料衡算结果
表2.11 T0201物料衡算表

成分
质量流量（Kg/h）
摩尔流量（Kmol/h）
馏出液
釜液
馏出液
釜液
CH4
2100
0
130.90
0
C2H4
43147.9
2.10
1538.04
0.075
C2H6
846.42
3.58
28.149
0.12
C3H6
2.27
41897.72
0.054
995.65
C3H8
0.012
2799.99
0.0003
63.50