80萬(wàn)方每天輕烴回收裝置工藝設(shè)計(jì)

1、摘要輕烴又稱為天然氣凝液（NGL），在組成上覆蓋，含有凝析油組分（）。輕烴回收是指天然氣中比甲烷或乙烷更重的組分以液態(tài)形式回收的過(guò)程。輕烴回收的目的一方面是為了控制天然氣的烴露點(diǎn)以達(dá)到商品氣質(zhì)量指標(biāo)，避免氣液兩相流動(dòng)；另一方面，回收的液烴有很大的經(jīng)濟(jì)價(jià)值，可直接用作燃料或進(jìn)一步分離為乙烷、丙烷、丁烷、或丙丁烷化合物（液化氣）、輕油等，也可以用做化工原料。另外，輕烴作為一種新型的清潔能源，市場(chǎng)前景非?？捎^。所以，設(shè)計(jì)合理的輕烴回收裝置，在化工生產(chǎn)中具有很大的必要性。本設(shè)計(jì)主要針對(duì)輕烴的回收裝置進(jìn)行，根據(jù)原料氣的組成及產(chǎn)品指標(biāo)，計(jì)算出合理的分離序列。通過(guò)計(jì)算可以得到脫乙烷塔和丙丁烷塔的塔徑分別是1

2、.5m和1.8m，理論板數(shù)分別為10塊和11塊，回流比分別為1.500和1.083。脫乙烷塔的操作條件為塔頂-31.75，1.164MPa，塔底為40.52，1.400MPa，丙丁烷塔的操作條件為29.58，0.910MPa，塔底為107.9，0.930MPa。確定塔的形式都為浮閥塔，分別對(duì)兩個(gè)塔的各項(xiàng)參數(shù)進(jìn)行了設(shè)計(jì)，并對(duì)塔進(jìn)行了水力學(xué)校核，所得的塔能較好的達(dá)到分離要求。關(guān)鍵詞: 輕烴；分離；精餾；設(shè)計(jì)ABSTRACTLight hydrocarbon, which is also called the Natural gas condensate, in the composition is

3、 covered by , and contains oil condensate components. Light hydrocarbon is point to the process that to recovery the composition as liquid that more heavy than methane or ethanein the Natural gas. The purpose of the light hydrocarbon recovery is to control the gas hydrocarbon dew point in order to a

4、chieve quality goods gas index, avoid gas-liquid two phase flow; On the other hand, the liquid hydrocarbon recovery has a great economic value, it can be directly used for fuel or further separation for ethane ,propane ,butane ,or propane and butane compounds (liquefied petroleum gas) , light oil et

5、c ,also can be used as raw material for chemical industry. In addition, as a new clean energy, light hydrocarbons market foreground is very considerable. So ,to design the reasonable light hydrocarbon recycling equipment has great necessity in chemical production.The design for the main light recove

6、ry device ,according to the composition of the gas material and product index ,calculate reasonable separation sequence. Through the calculation can get to take off the ethane tower and the tower propane and butane tower diameter are 1.5 m and 1.8 m, respectively ,theory respectively numbers of plat

7、e are 10 and 11 piece ,reflux ratio are 1.500 and 1.083,respectively.The operation condition for take off ethane tower are -31.75,1.164MPa for the top and 40.52,1.400MPa for the bottom of propane and butane tower are 29.58,0.910MPa for the top and 107.9,0.930MPa for the bottom .Determine the form of

8、 tower for the float valve tower,design various parameters for the two towers ,check them from hydraulics and then they can achieve separation requirements.Keywords: Light；hydrocarbon；Abruption；Distillation；Design目錄1 前言.11.1 氣質(zhì)條件及生產(chǎn)要求.11.2 輕烴回收方法.21.3 輕烴回收裝置設(shè)計(jì)意義.32工藝方案及流程.4 2.1 工藝方案.42.2 裝置原則工藝流程圖.4

9、2.3 生產(chǎn)流程簡(jiǎn)述.43 物料衡算.5 3.1 脫乙烷塔的物料衡算.5 3.1.1 清晰分割 5 3.1.2 確定最小理論板數(shù) 73.1.3最小回流比及實(shí)際回.7 3.1.4 確定實(shí)際板數(shù)及進(jìn)料位置.7 3.1.5 確定適宜的進(jìn)料溫度.8 3.2 丙丁烷塔的物料衡算.8 3.2.1 清晰分割.8 3.2.2 確定最小理論板數(shù).10 3.2.3最小的回流比及實(shí)際回流比計(jì)算.10 3.2.4 確定實(shí)際板數(shù)及進(jìn)料位置.10 3.2.5 確定適宜的進(jìn)料溫度.104能量衡算.11 4.1 脫乙烷塔的能量衡算.11 4.1.1 D-104熱負(fù)荷.11 4.1.2 D-105熱負(fù)荷.11 4.1.3 循環(huán)

10、水用量.124.2 丙丁烷塔的能量衡算.12 4.2.1 D-106熱負(fù)荷.12 4.2.2 D-107熱負(fù)荷.134.2.3循環(huán)水用量.144.3 其他熱量衡算.14 4.3.1 熱負(fù)荷計(jì)算14 4.3.2 水循環(huán)計(jì)算145 設(shè)備的工藝計(jì)算及選型.15 5.1 壓縮機(jī)的工藝計(jì)算與選型.15 5.2 分子篩干燥器的設(shè)計(jì)與計(jì)算.15 5.3 低溫分離器的設(shè)計(jì)與計(jì)算.16 5.3.1 D-101的設(shè)計(jì)與計(jì)算.16 5.3.2 D-102的設(shè)計(jì)與計(jì)算.18 5.4 膨脹機(jī)的設(shè)計(jì)與計(jì)算.21 5.5 精餾塔的設(shè)計(jì)與選型.21 5.5.1 脫乙烷塔的設(shè)計(jì)與選型.21 5.5.2 丙丁烷塔的設(shè)計(jì)與選型.2

11、7 5.6 換熱器的設(shè)計(jì)與選型.34 5.7 換熱器選型一覽表.366 原材料，動(dòng)力消耗定額及消耗量.37 6.1 原材料.37 6.2 動(dòng)力消耗.37 6.2.1 冷卻水及蒸汽用量37 6.2.2 壓縮機(jī)及膨脹機(jī)功率377 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總.398 結(jié)論與建議.43 8.1 結(jié)論.43 8.2 建議.43謝辭.44參考文獻(xiàn).451前言1.1 氣質(zhì)條件及生產(chǎn)要求表1.1 原料氣組成序號(hào)組成名稱摩爾組成，n%10.719220.111630.079740.018950.027160.003570.006380.005290.0280100.0005總結(jié)1.0000原料氣處理量，條件為（絕）。處理量換

12、算為流量則為。設(shè)計(jì)條件及要求：設(shè)計(jì)條件：進(jìn)裝置原料天然氣壓力（絕）。進(jìn)裝置原料天然氣溫度30。設(shè)計(jì)所要達(dá)到的要求：回收天然氣中的液烴，要求丙烷的收率65%。外輸氣C1+C20.91。設(shè)計(jì)的工藝流程，工藝尺寸符合要求。1.2 輕烴回收方法氣體過(guò)冷工藝(GSP)及液體過(guò)冷工藝(LSP)1：1987年Ovaoff工程公司等提出的GSP及LSP是對(duì)單級(jí)膨脹機(jī)制冷工藝(ISS)和多級(jí)膨脹機(jī)制冷工藝(MTP)的改進(jìn)。美國(guó)GPM氣體公Goldsmith天然氣處理廠NGL回收裝置即在改造后采用了GSP法。該裝置在1976年建成，處理量為220104m3/d，原采用單級(jí)膨脹機(jī)制冷法，1982年改建為兩級(jí)膨脹機(jī)制

13、冷法，處理量為242104m3/d，最高可達(dá)310104m3/d，但其乙烷收率僅為70%。之后改用單級(jí)膨脹機(jī)制冷的GSP法，乙烷收率有了明顯提高，在1995年又進(jìn)一步改為兩級(jí)膨脹機(jī)制冷的GSP法，設(shè)計(jì)處理量為380104m3/d，乙烷收率(設(shè)計(jì)值)高達(dá)95%。直接換熱(DHX)法：DHX法是由加拿大埃索資源公司于1984年首先提出，并在JudyCreek廠的NGL回收裝置實(shí)踐后效果很好。該法的實(shí)質(zhì)是將脫乙烷塔回流罐的凝液經(jīng)過(guò)增壓、換冷、節(jié)流降溫后進(jìn)入DHX塔頂部，用以吸收低溫分離器進(jìn)該塔氣體中的C3+烴類，從而提高C3+收率。將常規(guī)膨脹機(jī)制冷法(ISS)裝置改造成DHX法后，在不回收乙烷的情況

14、下，實(shí)踐證明在相同條件下C3+收率可由72%提高到95%，而改造的投資卻較少。我國(guó)吐哈油田有一套由Linde公司設(shè)計(jì)并全套引進(jìn)的NGL回收裝置，采用丙烷制冷與膨脹機(jī)聯(lián)合制冷法，并引入了DHX工藝。該裝置以丘陵油田伴生氣為原料氣，處理量為120104m3/d，由原料氣預(yù)分離、壓縮、脫水、冷凍、凝液分離及分餾等系統(tǒng)組成。冷劑制冷法工藝技術(shù)的發(fā)展：混合冷劑制冷(MRC)法采用的冷劑可根據(jù)冷凍溫度的高低配制冷劑的組分與組成，一般以乙烷、丙烷為主。當(dāng)壓力一定時(shí)，混合冷劑在一個(gè)溫度范圍內(nèi)隨溫度逐漸升高而逐步氣化，因而在換熱器中與待冷凍的天然氣溫差很小，故其效率很高。當(dāng)原料氣與外輸干氣壓差甚小，或在原料氣較

15、富的情況下，采用混合冷劑制冷法工藝更為有利。油吸收法的發(fā)展：馬拉(Mehra)法是近年來(lái)發(fā)展的一種油吸收法的改進(jìn)工藝，其實(shí)質(zhì)是用其他物理溶劑(例如N-甲基毗咯烷酮)代替吸收油，吸收原料氣中的C2+或C3+烴類后采用閃蒸或汽提的方法獲得所需的乙烷、丙烷等。馬拉法借助于所采用的特定溶劑及不同操作參數(shù)，可回收C2+、C3+、C4+或C5+等。例如，乙烷及丙烷的收率可依市場(chǎng)需要，分別為2%90%和2%100%。這種靈活性是只能獲得寬餾分凝液的透平膨脹機(jī)所不能比擬的。1.3 輕烴回收裝置設(shè)計(jì)的意義目前，我國(guó)乃至世界上一些發(fā)達(dá)國(guó)家所使用的清潔燃料還是以天然氣，液化石油氣以及柴油為主。而天然氣和液化石油氣都

16、是非常寶貴的化工原料，深加工后的附加值很高，因沒(méi)有很好的替代能源，只能將其作為普通的燃料燒掉。在當(dāng)今世界能源供應(yīng)日益緊張的情況下，將其作為普通燃料燒掉是資源的浪費(fèi)，我國(guó)提出貫徹開(kāi)發(fā)與節(jié)約并重的方針，改善能源結(jié)構(gòu)與布局，依靠科學(xué)技術(shù)進(jìn)步，因地制宜的開(kāi)拓可替代氣源，以提高城市現(xiàn)代化，發(fā)展經(jīng)濟(jì)，減少環(huán)境污染，提高城市品位，這是各級(jí)主管部門今后的首要任務(wù)。將輕烴作為燃料可以解決我國(guó)石油資源短缺，環(huán)節(jié)石油供需矛盾，加快我國(guó)能源結(jié)構(gòu)調(diào)整，是經(jīng)濟(jì)社會(huì)可持續(xù)發(fā)展的有效措施。隨著我國(guó)經(jīng)濟(jì)建設(shè)的迅速發(fā)展以及小城鎮(zhèn)，新農(nóng)村建設(shè)步伐的加快，對(duì)潔凈能源需求將日益擴(kuò)大，這也為輕烴的應(yīng)用提供了廣闊的市場(chǎng)，其間蘊(yùn)藏著巨大的商

17、機(jī)，是二十一世紀(jì)最具投資價(jià)值的能源項(xiàng)目。2 工藝方案及流程2.1 工藝方案 根據(jù)設(shè)計(jì)要求，擁有壓差而已利用，可以采用膨脹機(jī)制冷法，根據(jù)回收要求，對(duì)丙烷的回收要求不高，因此，可以采用內(nèi)冷法。利用自身降溫即可以達(dá)到分離要求。2.2 裝置的原則工藝流程圖圖2.1 裝置原則工藝流程圖2.3 生產(chǎn)流程簡(jiǎn)述原料氣自凈化廠來(lái)，進(jìn)入分離罐C-101，沉降出顆粒雜質(zhì)，再經(jīng)壓縮機(jī)Y-101和Y-102兩級(jí)壓縮送至分子篩干燥器G-101除去其中的水分，經(jīng)冷箱X-101降溫后進(jìn)入低溫分離器D-101，分為氣液兩相，氣相經(jīng)膨脹后進(jìn)入低溫分離器D-102進(jìn)一步分離，氣相進(jìn)入干氣管道，D-101的液相經(jīng)冷箱換熱后與D-10

18、2的液相混合后經(jīng)泵B-101輸送至加熱器E-103加熱至一定溫度后進(jìn)入脫乙烷塔T-101，塔頂冷凝器E-104，氣相進(jìn)入干氣管道，液相回流，塔底再沸器E-105。塔底產(chǎn)物經(jīng)泵B-102輸送至丙丁烷塔T-102，塔頂冷凝器冷凝回流，得到產(chǎn)品和，塔底得到。3 物料衡算簡(jiǎn)捷計(jì)算的主要步驟：1 假設(shè)滿足清晰分割，進(jìn)行初步物料衡算2 確定塔的操作壓力及溫度3 確定，4 校核物料平衡5 確定R，N6 確定進(jìn)料位置7 實(shí)際板數(shù)3.1 脫乙烷塔的物料衡算3.1.1 清晰分割 根據(jù)化工分離過(guò)程2計(jì)算方法，取重關(guān)鍵組分為丙烷，輕關(guān)鍵組分為乙烷，假設(shè)塔頂丙烷含量不超過(guò)0.025，塔底乙烷含量不超過(guò)0.05，以100

19、mol計(jì)算，脫乙烷塔進(jìn)料溫度,壓力，進(jìn)料流量為476.84，在該條件下，查化工熱力學(xué)（張乃文等）3得有表3.1數(shù)據(jù)：表3.1 原料氣熱力學(xué)性質(zhì)(,)組分K值相對(duì)揮發(fā)度摩爾分?jǐn)?shù)10.5115.0360.3690322.2173.170.2314340.69901.000.2217590.30580.43750.0534840.22380.32020.0769060.098380.14070.0099850.076020.10880.017741續(xù)表3.1：0.026890.03850.01475330.4143.5050.004906對(duì)進(jìn)料組分進(jìn)行清晰分割計(jì)算，可得表3.2數(shù)據(jù)：表3.2 脫乙烷

20、塔清晰分割計(jì)算編號(hào)組分名稱摩爾組成136.90336.903-223.14323.143-0.05W0.05W322.1760.025D22.176-0.025D45.348-5.34857.691-7.69160.999-0.99971.774-1.77481.475-1.47590.491-0.491100DW根據(jù)F=D+W，可以得到塔頂流量D=283.763，塔底流量為W=193.077。結(jié)果如表3.3：表3.3 清晰分割計(jì)算結(jié)果編號(hào)組分名稱摩爾組成136.90336.903-223.14321.1182.025322.1761.48820.68845.348-5.3857.691-7.

21、7160.999-1.0171.774-1.7981.475-1.4990.491-0.4910059.50940.4913.1.2 最少理論板數(shù)計(jì)算最下理論板數(shù)可以計(jì)算得到：,。所以清晰分割合理。3.1.3 最小回流比及實(shí)際回流比計(jì)算根據(jù)Underwood公式：和代入數(shù)據(jù)試差可以計(jì)算出，,取實(shí)際回流比為最小回流比的1.25倍。可得3.1.4 確定實(shí)際板數(shù)及進(jìn)料位置根據(jù);則可以查圖得到故，設(shè)塔板效率為60%，則實(shí)際板數(shù)為塊。精餾段理論板數(shù)為：，實(shí)際板數(shù)為，故進(jìn)8料位置在從上往下數(shù)第五塊板處。3.1.5 進(jìn)料溫度的確定在時(shí)，根據(jù)計(jì)算可得到，所以此時(shí)為泡點(diǎn)進(jìn)料。進(jìn)料溫度為。3.2 丙丁烷塔的物料衡

22、算3.2.1 清晰分割 取重關(guān)鍵組分為，輕關(guān)鍵組分為，假設(shè)塔頂含量不超過(guò)0.0034，塔底含量不超過(guò)0.0234，以100mol計(jì)算，丙丁烷塔進(jìn)料溫度，壓力，進(jìn)料流量為193.08，在該條件下，查3得如表3.5數(shù)據(jù)：表3.4 原料氣熱力學(xué)性質(zhì)（,）組分K值相對(duì)揮發(fā)度摩爾分?jǐn)?shù)-0.000003.70817.1270.030311.2975.9910.542820.60882.8120.132050.46132.13070.189910.21651.000.024660.17290.79860.043820.06720.31040.03644-0.00000對(duì)進(jìn)料組分進(jìn)行清晰分割計(jì)算，可得表3.6

23、數(shù)據(jù)：表3.5 丙丁烷塔清晰分割計(jì)算編號(hào)組分名稱摩爾組成13.0313.031-254.28254.282-313.20513.205-418.99118.991-0.0034W0.0034W52.4660.0234D2.466-0.0234D64.382-4.38273.644-3.644-100DW根據(jù)F=D+W，可以得到塔頂流量D=176.926，塔底流量為W=16.173。計(jì)算結(jié)果如表3.6：表3.6 清晰分割計(jì)算結(jié)果編號(hào)組分名稱摩爾組成13.0313.031-254.28254.282-313.20513.205-418.99118.96250.028552.4662.1440.32

24、264.382-4.38273.644-3.644-10091.63368.37643.2.2 最少理論板數(shù)計(jì)算最少理論板數(shù)可以計(jì)算得到,。所以清晰分割合理。3.2.3 最小回流比及實(shí)際回流比計(jì)算根據(jù)Underwood公式：和代入數(shù)據(jù)試差可以計(jì)算出，取實(shí)際回流比為最小回流比的1.25倍?？傻?。3.2.4 確定實(shí)際板數(shù)及進(jìn)料位置根據(jù)；則可以查圖得到故，設(shè)塔板效率為60%，則實(shí)際板數(shù)為塊。精餾段理論板數(shù)為：，實(shí)際板數(shù)為，故進(jìn)料置在從上往下數(shù)第九塊板處。3.2.5 進(jìn)料溫度的確定根據(jù)泡點(diǎn)計(jì)算得到在時(shí)，所以此時(shí)為泡點(diǎn)進(jìn)料。故進(jìn)料溫度為。4 能量衡算4.1 脫乙烷塔的能量衡算4.1.1 E-104熱負(fù)荷

25、由模擬得，體系選取如圖4.1：圖4.1 冷凝器負(fù)荷體系示意根據(jù)化工原理（陳敏恒等）4可以計(jì)算：塔頂冷凝器： =。4.1.2 E-105熱負(fù)荷，能量衡算范圍如圖4.2：圖4.2 再沸器熱負(fù)荷衡算范圍示意由全塔熱量恒算式即：，其中令，則，假設(shè)成立。4.1.3 循環(huán)水用量（1）冷卻水用量取循環(huán)水上水溫度20，下水溫度為40，水。（2）水蒸氣用量低壓蒸汽下，。4.2 丙丁烷塔的能量衡算4.2.1 E-106熱負(fù)荷 體系選取如圖4.3：圖4.3 冷凝器負(fù)荷體系示意，=。4.2.2 E-107熱負(fù)荷根據(jù)計(jì)算可以得到：， ，能量衡算范圍如圖4.4：圖4.4 再沸器熱負(fù)荷衡算范圍示意由全塔熱量恒算式 即：其中

26、令，則 ，假設(shè)成立。4.2.3 循環(huán)水用量（1）冷卻水用量取循環(huán)水上水溫度20，下水溫度為40，水的。 。（2）水蒸氣用量低壓蒸汽下， 。4.3其他熱量衡算4.3.1 熱負(fù)荷計(jì)算由計(jì)算可得到：E-101熱負(fù)荷，E-102熱負(fù)荷，E-103熱負(fù)荷。4.3.2 水循環(huán)計(jì)算E-101 冷卻水計(jì)算：，E-102 冷卻水計(jì)算：，E-103 水蒸氣計(jì)算：。 5 設(shè)備的工藝計(jì)算與選型5.1 壓縮機(jī)的工藝計(jì)算與選型根據(jù)天然氣輸送與處理手冊(cè)5，選用往復(fù)式壓縮機(jī)，有經(jīng)兩級(jí)壓縮，每級(jí)壓縮比為3，壓力由0.437MPa（表）升壓到4.257MPa(表)，壓降為50kPa。，。5.2 分子篩干燥器的設(shè)計(jì)與計(jì)算采用4A型

27、球形分子篩，有效濕容量：，壓降為 時(shí)，查取氣體加工工程數(shù)據(jù)手冊(cè)6，得到分子篩最大允許空塔氣速，根據(jù)天然氣加工工程7，可以得到：吸附床層直徑計(jì)算公式 代入數(shù)據(jù)得 4A型分子篩，干氣含水量一般為，設(shè)吸附周期為8h，則含水量 。分子篩動(dòng)態(tài)平衡相對(duì)濕容量為，堆密度，則吸附劑用量，吸附床層高度。5.3 低溫分離器的設(shè)計(jì)與計(jì)算5.3.1 D-101的設(shè)計(jì)與計(jì)算（1）低溫分離器計(jì)算在4.2MPa，下，脫水后氣體組成及查3中P-T-K圖得到K的值如表5.1：表5.1 原料性質(zhì)(，4.2MPa)組分K值摩爾分?jǐn)?shù)2.3320.71960.34330.11170.085260.07970.032490.01890.

28、021760.02710.0084760.00350.0059350.00630.0017190.00528.0860.0280據(jù)計(jì)算，說(shuō)明進(jìn)料的實(shí)際泡點(diǎn)溫度和露點(diǎn)溫度分別低于和高于規(guī)定的閃蒸溫度，閃蒸問(wèn)題成立。根據(jù)2中閃蒸方程式： 迭代方程： 導(dǎo)數(shù)方程： 經(jīng)迭代計(jì)算，當(dāng)時(shí)，符合p-T-K圖的精確度。 ， 。 由 （i=1,2c） （i=1,2c）計(jì)算所得x，y列于表5.2：表5.2 x，y值計(jì)算結(jié)果0.372080.867860.207520.071230.221670.018900.058590.001900.086010.001870.011450.000100.020720.00012

29、0.017270.000030.004700.03798（2）低溫分離器尺寸設(shè)計(jì)天然氣相對(duì)密度，氣體流量為，溫度233.15K，壓力4.1MPa（絕）下,由天然氣集輸工程8可得，查圖得。由解得。液體的負(fù)荷約束：液體流量，停留時(shí)間。則筒體長(zhǎng)度。長(zhǎng)徑比。則低溫分離器高度為。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，進(jìn)口速度取，出口速度取。操作條件下氣體流量，故入口半徑， 出口半徑。5.3.2 D-102的設(shè)計(jì)與計(jì)算（1）低溫分離器計(jì)算在1.5MPa，下，脫水后氣體組成及查3中P-T-K圖得到K的值如下表5.3：表5.3 原料性質(zhì)表（，1.5MPa）組分K值摩爾分?jǐn)?shù)2.7880.89120.12850.05760.013830.0

30、0980.0029910.00060.0015630.00160.00035480.00004-0.0000-0.000018.180.0391據(jù)計(jì)算，說(shuō)明進(jìn)料的實(shí)際泡點(diǎn)溫度和露點(diǎn)溫度分別低于和高于規(guī)定的閃蒸溫度，閃蒸問(wèn)題成立。根據(jù)2中閃蒸方程式： 迭代方程：導(dǎo)數(shù)方程： 經(jīng)迭代計(jì)算，當(dāng)時(shí)，符合p-T-K圖的精確度。 由 （i=1,2c） （i=1,2c）計(jì)算所得x，y列于表5.4：表5.5 x，y計(jì)算結(jié)果0.3258330.9084690.3733090.0479890.2275360.0031480.0184300.0000550.0513280.0000800.0013500.000000

31、0.0000000.0000000.0000000.000000.0022150.040259（2）低溫分離器尺寸設(shè)計(jì)：天然氣相對(duì)密度，氣體流量為，溫度189.384K，壓力1.4MPa（絕）下，由天然氣集輸工程8可得，查圖的。由解得。液體的負(fù)荷約束：液體流量，停留時(shí)間。則筒體長(zhǎng)度。長(zhǎng)徑比。則低溫分離器高度為。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，進(jìn)口速度取，出口速度取，操作條件下氣體流量故入口半徑， 出口半徑。5.4 膨脹機(jī)的設(shè)計(jì)與計(jì)算等熵效率為，進(jìn)口壓力4.2MPa，進(jìn)口溫度為，出口壓力1.5MPa，出口溫度為，功率W=323kw。5.5 精餾塔的設(shè)計(jì)與選型5.5.1 脫乙烷塔的設(shè)計(jì)與選型通過(guò)模擬可得到物料在，下進(jìn)入

32、乙烷塔中，氣相流率，液相流率，差得此時(shí)氣相密度，液相流率，表面張力。根據(jù)化工設(shè)計(jì)9（1）塔徑計(jì)算：氣液動(dòng)能參數(shù)計(jì)算：，取板間距，板上液層高度，查史密斯關(guān)聯(lián)圖得液相表面張力，查4史密斯關(guān)聯(lián)圖得時(shí)的負(fù)荷系數(shù)，可以校正得到：。最大允許氣速 。取安全系數(shù)為0.7，則適宜空塔氣速為：塔徑，按標(biāo)準(zhǔn)塔徑尺寸圓整，取D=1.5m；那么，實(shí)際塔截面積，實(shí)際空塔氣速，安全系數(shù)在0.60.8范圍內(nèi)，合適。（2）溢流裝置：選用單流型降液管，不設(shè)進(jìn)口堰。1）降液管尺寸取溢流堰長(zhǎng)即，查4弓型降液管的結(jié)構(gòu)參數(shù)圖得：，。因此弓型降液管所占面積，弓型降液管寬度，液體在降液管的停留時(shí)間，合適。2）溢流堰尺寸溢流堰長(zhǎng)采用平直堰，堰

33、上液層高度： （E近似1）3）溢流堰高 液體由降液管流入塔板不設(shè)進(jìn)口堰，并取降液管底隙處液體流速，那么，降液管底隙高度：（2）浮閥數(shù)及排列方式：1）初取閥孔動(dòng)能因數(shù),閥孔氣速為：每層塔板上浮閥個(gè)數(shù) 2）浮閥的排列按所給定的尺寸畫出塔板，并在塔板的鼓泡區(qū)內(nèi)排列方式進(jìn)行試排，確定出實(shí)際的閥孔數(shù)。已知，選取無(wú)效邊緣區(qū)寬度，破沫區(qū)寬度，根據(jù)鼓泡區(qū)面積計(jì)算公式： 。浮閥的排列方式采用正三角形排列，取同一橫排的空心距，則三角形高度為。核算以下參數(shù)：閥孔氣速 動(dòng)能因數(shù) ，動(dòng)能因數(shù)在913之間，合適。塔板開(kāi)孔率 （4）塔板流體力學(xué)驗(yàn)算：1）塔板壓降 a. 干板阻力臨界氣速 因閥孔氣速大于其臨界閥孔氣速，故干板

34、阻力為 。b. 板上充氣液層阻力取充氣系數(shù)，即。c. 液體表面張力造成的阻力 。所以。單板壓降。2) 降液管液泛校核為防止降液管液泛現(xiàn)象發(fā)生，要求控制降液管內(nèi)清液層高度，利用公式進(jìn)行計(jì)算。a. 氣體通過(guò)塔板的壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨惹懊嬉呀?jīng)求出，即。b. 液體通過(guò)降液管的壓頭損失因不設(shè)進(jìn)口堰可由下式計(jì)算，即c. 板上液層高度前已選定 所以 取降液管中泡沫層相對(duì)密度，前面已經(jīng)選定板間距，則，可見(jiàn)，符 合防止降液管液泛要求。（1）液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間應(yīng)該保證液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間大于3s，才能使得液體所夾帶氣體的放出。，可見(jiàn)，所夾帶氣體可以放出。(2) 霧沫夾帶量校核 泛點(diǎn)率及 板上液體流徑長(zhǎng)度

35、板上液流面積 查化學(xué)工程手冊(cè)10泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)，取物性系數(shù)，將上面數(shù)據(jù)代入：及 對(duì)于大塔，為避免過(guò)量液沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過(guò)80%。上兩式計(jì)算的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足的要求。(3) 嚴(yán)重漏液校核 當(dāng)閥孔的動(dòng)能因數(shù)低于5時(shí)將會(huì)發(fā)生嚴(yán)重的漏液，前面已經(jīng)計(jì)算出，可見(jiàn)，不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重的漏液。（4）塔板負(fù)荷性能圖1）氣體負(fù)荷下限線（漏液線）對(duì)于型重閥，因動(dòng)能因數(shù)時(shí)，會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，故取計(jì)算相應(yīng)的氣相流量：2）過(guò)量霧沫夾帶線根據(jù)前面霧沫夾帶校核可知，對(duì)于大塔，取泛點(diǎn)率，那么整理得 霧沫夾帶線為直線，由兩點(diǎn)即可以確定。當(dāng)時(shí)，當(dāng)時(shí)，。由這兩點(diǎn)便可以繪出霧沫夾帶線。3）液相負(fù)荷下限線對(duì)于

36、平直堰，其堰上高度必須要大于0.006mm。取，就可以作出液相負(fù)荷下限線。取E=1,代入即可求出：。4）液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于3s，取作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則：5）液泛線根據(jù) 可求出與的關(guān)系，就可以在操作范圍任意取若干點(diǎn)，從而繪出液泛線。將計(jì)算出的a,b,c,d之值代入上式方程并整理得：在操作范圍內(nèi)任意取若干值，由上式可算出相應(yīng)的值，結(jié)果列于表5.5：表5.5 結(jié)果0.0010.0050.0080.010.0120.0153.373.343.253.173.082.95圖5.1 T-101塔板操作性能負(fù)荷圖由圖可得，操作彈性。5.5.2 丙丁烷塔

37、的設(shè)計(jì)與選型通過(guò)模擬可得到物料在，下進(jìn)入乙烷塔中，氣相流率，液相流率，差得此時(shí)氣相密度，液相密度，表面張力，根據(jù)化工設(shè)計(jì)9（1）塔徑計(jì)算：氣液動(dòng)能參數(shù)計(jì)算：，取板間距，板上液層高度，查史密斯關(guān)聯(lián)圖得液相表面張麗為，查4史密斯關(guān)聯(lián)圖得時(shí)的負(fù)荷系數(shù)?？梢孕Ｕ玫剑骸Ｗ畲笤试S氣速 。 取安全系數(shù)為0.7，則適宜空塔氣速為： 。塔徑，按標(biāo)準(zhǔn)塔徑尺寸圓整，取D=1.8m；那么，實(shí)際塔截面積，實(shí)際空塔氣速，安全系數(shù)在0.60.8范圍內(nèi)，合適。（2）溢流裝置：選用單流型降液管，不設(shè)進(jìn)口堰。1）降液管尺寸取溢流堰長(zhǎng)即，查4弓型降液管的結(jié)構(gòu)參數(shù)圖得：，因此弓型降液管所占面積弓型降液管寬度液體在降液管的停留時(shí)間，

38、合適。2）溢流堰尺寸溢流堰長(zhǎng)采用平直堰，堰上液層高度： （E近似1）3）溢流堰高 液體由降液管流入塔板不設(shè)進(jìn)口堰，并取降液管底隙處液體流速，那么，降液管底隙高度：（3）浮閥數(shù)及排列方式：1）初取閥孔動(dòng)能因數(shù),閥孔氣速為：每層塔板上浮閥個(gè)數(shù) 2）浮閥的排列按所給定的尺寸畫出塔板，并在塔板的鼓泡區(qū)內(nèi)排列方式進(jìn)行試排，確定出實(shí)際的閥孔數(shù)。已知，選取無(wú)效邊緣區(qū)寬度，破沫區(qū)寬度，根據(jù)鼓泡區(qū)面積計(jì)算公式：。浮閥的排列方式采用正三角形排列，取同一橫排的空心距，則三角形高度為。核算以下參數(shù)：閥孔氣速 ，動(dòng)能因數(shù) ，動(dòng)能因數(shù)在913之間，合適，塔板開(kāi)孔率 。（4）塔板流體力學(xué)驗(yàn)算1）塔板壓降a. 干板阻力臨界氣

39、速 因閥孔氣速大于其臨界閥孔氣速，故干板阻力為 b. 板上充氣液層阻力取充氣系數(shù)，即c. 液體表面張力造成的阻力所以。單板壓降。2）降液管液泛校核 為防止降液管液泛現(xiàn)象發(fā)生，要求控制降液管內(nèi)清液層高度，利用公式進(jìn)行計(jì)算。a. 氣體通過(guò)塔板的壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨惹懊嬉呀?jīng)求出，即b. 液體通過(guò)降液管的壓頭損失因不設(shè)進(jìn)口堰可由下式計(jì)算，即c. 板上液層高度前已選定 所以 取降液管中泡沫層相對(duì)密度，前面已經(jīng)選定板間距，則,可見(jiàn)符合防止降液管液泛要求。(1) 液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間應(yīng)該保證液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間大于3s，才能使得液體所夾帶氣體的放出。，可見(jiàn)，所夾帶氣體可以放出。（2）霧沫夾帶量校核泛

40、點(diǎn)率及 板上液體流徑長(zhǎng)度板上液流面積 查化學(xué)工程手冊(cè)10泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)，取物性系數(shù)，將上面數(shù)據(jù)代入：即 對(duì)于大塔，為避免過(guò)量液沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過(guò)80%。上兩式計(jì)算的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足的要求。（3）嚴(yán)重漏液校核 當(dāng)閥孔的動(dòng)能因數(shù)低于5時(shí)將會(huì)發(fā)生嚴(yán)重的漏液，前面已經(jīng)計(jì)算出，可見(jiàn)，不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重的漏液。 (4）塔板負(fù)荷性能圖：1) 氣體負(fù)荷下限線（漏液線）對(duì)于型重閥，因動(dòng)能因數(shù)時(shí)，會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，故取計(jì)算相應(yīng)的氣相流量：2) 過(guò)量霧沫夾帶線根據(jù)前面霧沫夾帶校核可知，對(duì)于大塔，取泛點(diǎn)率，那么整理得 霧沫夾帶線為直線，由兩點(diǎn)即可以確定。當(dāng)時(shí)，當(dāng)時(shí)，。由這兩點(diǎn)便可以繪出霧沫

41、夾帶線。3) 液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，其堰上高度必須要大于0.006mm。取，就可以作出液相負(fù)荷下限線。取E=1,代入即可求出：4) 液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于3s，取作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則：5) 液泛線根據(jù) 可求出與的關(guān)系，就可以在操作范圍任意取若干點(diǎn)，從而繪出液泛線。將計(jì)算出的a,b,c,d之值代入上式方程并整理得：在操作范圍內(nèi)任意取若干值，由上式可算出相應(yīng)的值，結(jié)果列于表5.6：表5.6 結(jié)果0.0010.0050.0080.010.0120.0156.2215.7715.4925.3135.1344.863圖5.2 T-102 塔板操作性

42、能負(fù)荷圖由圖可得，操作彈性5.6 換熱器的設(shè)計(jì)與選型（1）E-101計(jì)算及選型烴類：,水 ：, 查化學(xué)工程手冊(cè)10得到已知?jiǎng)t取安全系數(shù)10%，得到。（2）E-102計(jì)算及選型烴類：,水 ：, 查化學(xué)工程手冊(cè)10得到已知?jiǎng)t取安全系數(shù)10%，得到。（3）E-103計(jì)算及選型烴類： ,水蒸汽 ：, 查化學(xué)工程手冊(cè)10得到已知?jiǎng)t取安全系數(shù)10%，得到。（4）E-104計(jì)算及選型烴類： ,水 ：, 查化學(xué)工程手冊(cè)10得到已知?jiǎng)t取安全系數(shù)10%，得到。（5）E-105計(jì)算及選型 烴類：, 水蒸汽 ：,查化學(xué)工程手冊(cè)10得到已知?jiǎng)t取安全系數(shù)10%，得到。（6）E-106計(jì)算及選型烴類： ,水 ：, 查化學(xué)工

43、程手冊(cè)10得到已知?jiǎng)t取安全系數(shù)10%，得到。（7）E-107計(jì)算及選型烴類：,水蒸汽 ：,查化學(xué)工程手冊(cè)10得到已知?jiǎng)t取安全系數(shù)10%，得到。5.7 換熱器選型 5.7 換熱設(shè)備選型一覽表位號(hào)傳熱面積平均溫差傳熱系數(shù)傳熱量型號(hào)E-101270.5039.38630E-102309.8740.81635E-10321.9948.82650E-10464.5716.28900E-10526.4559.481000E-10647.7412.39850E-10763.3230.310006 原材料，動(dòng)力消耗定額及消耗6.1 原材料 原材料為天然氣，處理量為。6.2 動(dòng)力消耗6.2.1 冷卻水及蒸汽用量

44、 冷卻水的上水溫度為25，下水溫度為40，水蒸氣溫度為100，壓力為0.6MPa，冷卻水及蒸汽用量如表6.1：表6.1 冷卻水及蒸汽用量E-101E-102E-103E-104E-105E-106E-107總計(jì)6.1017.301-8.61-4.574-26.586冷卻水用量7.318.75-1.03-5.4822.570-6.342-14.30-17.4438.082水蒸氣用量-3.03-6.84-8.3418.216.2.2 壓縮機(jī)及膨脹機(jī)功率表6.2 壓縮機(jī)及膨脹機(jī)功率Y-101Y-102P-101進(jìn)口溫度30.0030.00-40.00出口溫度111.80116.50-83.77續(xù)表6.2：進(jìn)口壓力MPa0.471.3694.200出口壓力MPa1.4194.2601.500功率5.6655.6021.1637 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總根據(jù)對(duì)脫乙烷塔，脫丙烷塔，低溫分離器以及換熱器的計(jì)算，得到了表7.17.5的匯總表：表7.1 各塔操作條件結(jié)果匯總參數(shù)T-101T-102P，MPa回流罐1.1500.900塔頂1.164