万方每天轻烃回收装置工艺设计样本

1、摘要轻烃又称为天然气凝液（NGL），在组成上覆盖C2 - C6+，含有凝析油组分 （C广C5）。轻烃回收是指天然气中比甲烷或乙烷更重组分以液态形式回收过 程。轻烃回收目标首先是为了控制天然气烃露点以达成商品气质量指标，避免气 液两相流动；其次，回收液烃有很大经济价值，可直接用作燃料或深入分离为乙 烷、丙烷、丁烷、或丙丁烷化合物（液化气）、轻油等，也能够用做化工原料。 另外，轻烃作为一个新型清洁能源，市场前景很可观。所以，设计合理轻烃回收 装置，在化工生产中含有很大必需性。本设计关键针对轻烃回收装置进行，依据原料气组成及产品指标，计算出合 理分离序列。经过计算能够得到脱乙烷塔和丙丁烷塔塔径分别是

2、1.5m和1.8m，理 论板数分别为10块和11块，回流比分别为1.500和1.083。脱乙烷塔操作条件为 塔顶-31.75 OC，1.164MPa，塔底为40.52 OC，1.400MPa，丙丁烷塔操作条件为 29.58oc，0.910MPa，塔底为107.9。，0.930MPa。确定塔形式全部为浮阀塔，分 别对两个塔各项参数进行了设计，并对塔进行了水力学校核，所得塔能很好达成 分离要求。关键词：轻烃；分离；精馏；设计Light hydrocarbon, which is also called the Natural gas condensate, in the composition i

3、s covered by C - C , 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 ethane in the Natural gas. The purpose of the light hydrocarbon recovery is to control the gas hydrocarbon dew point in or

4、der to achieve 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

5、 oil etc ,also can be used as raw material for chemical industry. In addition, as a new clean energy, light hydrocarbon 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

6、recovery 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 o

7、f plate 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 C ,1.164MPa for the top and 40.52 C ,1.400MPa for the bottom of propane and butane tower are 29.58 C ,0.910MPa for the top and107.9 C ,0.930MPa for the bottom .Dete

8、rmine the form of 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目录 TOC o 1-5 h z HYPERLINK l bookmark13 o Current Document 1序言1 H

9、YPERLINK l bookmark16 o Current Document 1.1气质条件及生产要求1 HYPERLINK l bookmark23 o Current Document 1.2轻烃回收方法2 HYPERLINK l bookmark26 o Current Document 1.3轻烃回收装置设计意义3 HYPERLINK l bookmark30 o Current Document 2工艺方案及步骤4 HYPERLINK l bookmark33 o Current Document 2.1工艺方案4 HYPERLINK l bookmark36 o Current

10、 Document 2.2装置标准工艺步骤图4 HYPERLINK l bookmark39 o Current Document 2.3生产步骤简述4 HYPERLINK l bookmark42 o Current Document 3物料衡算53.1脱乙烷塔物料衡算5清楚分割5确定最小理论板数7最小回流比及实际回7确定实际板数及进料位置7确定适宜进料温度83.2丙丁烷塔物料衡算8清楚分割8确定最小理论板数10最小回流比及实际回流比计算10确定适宜进料温度10 HYPERLINK l bookmark60 o Current Document 4能量衡算11 HYPERLINK l boo

11、kmark63 o Current Document 4.1脱乙烷塔能量衡算11D-104 热负荷11D-105 热负荷11 HYPERLINK l bookmark66 o Current Document 循环水用量12 HYPERLINK l bookmark71 o Current Document 4.2丙丁烷塔能量衡算12D-106 热负荷12D-107 热负荷13循环水用量144.3其它热量衡算14热负荷计算14 HYPERLINK l bookmark78 o Current Document 水循环计算14 HYPERLINK l bookmark81 o Current D

12、ocument 5设备工艺计算及选型15 HYPERLINK l bookmark84 o Current Document 5.1压缩机工艺计算和选型15 HYPERLINK l bookmark87 o Current Document 5.2分子筛干燥器设计和计算15 HYPERLINK l bookmark90 o Current Document 5.3低温分离器设计和计算16D-101设计和计算16D-102设计和计算18 HYPERLINK l bookmark95 o Current Document 5.4膨胀机设计和计算21 HYPERLINK l bookmark98 o

13、 Current Document 5.5精馏塔设计和选型21脱乙烷塔设计和选型21丙丁烷塔设计和选型27 HYPERLINK l bookmark136 o Current Document 5.6换热器设计和选型345.7换热器选型一览表366原材料，动力消耗定额及消耗量37 HYPERLINK l bookmark140 o Current Document 6.1原材料37 HYPERLINK l bookmark143 o Current Document 6.2动力消耗37冷却水及蒸汽用量37压缩机及膨胀机功率37 HYPERLINK l bookmark146 o Current

14、 Document 7设计结果汇总398结论和提议438.1结论43 HYPERLINK l bookmark157 o Current Document 8.2提议43 HYPERLINK l bookmark160 o Current Document 谢辞44 HYPERLINK l bookmark163 o Current Document 参考文件451序言1.1气质条件及生产要求表1.1原料气组成序号组成名称摩尔组成，n%1C10.71922C20.11163C30.07974iC40.01895nC40.02716iC50.00357nC50.00638C +50.00529N

15、20.028010H 2 O0.0005总结1.0000原料气处理量80 x 104 Nm3 / d，条件为 30oC,0.37MPa（绝）。处理量换算为流量则为1487.2kmol/h。设计条件及要求：设计条件：进装置原料天然气压力0.37MPa （绝）。进装置原料天然气温度30C。设计所要达成要求：回收天然气中液烃，要求丙烷收率65%。外输气C1+C20.91o设计工艺步骤，工艺尺寸符合要求。1.2轻烃回收方法气体过冷工艺(GSP)及液体过冷工艺(LSP)1： 1987年Ovaoff工程企业等提出 GSP及LSP是对单级膨胀机制冷工艺(ISS)和多级膨胀机制冷工艺(MTP)改善。美 国GP

16、M气体公Goldsmith天然气处理厂NGL回收装置即在改造后采取了 GSP 法。该装置在1976年建成，处理量为220 x104m3/d，原采取单级膨胀机制冷法， 1982年改建为两级膨胀机制冷法，处理量为242x104m3/d，最高可达 310 x104m3/d，但其乙烷收率仅为70%。以后改用单级膨胀机制冷GSP法，乙烷收 率有了显著提升，在1995年又深入改为两级膨胀机制冷GSP法，设计处理量为 3 80 x104m3/d，乙烷收率(设计值)高达95%。直接换热(DHX)法：DHX法是由加拿大埃索资源企业于1984年首先提出， 并在JudyCreek厂NGL回收装置实践后效果很好。该法

17、实质是将脱乙烷塔回流罐 凝液经过增压、换冷、节流降温后进入DHX塔顶部，用以吸收低温分离器进该塔 气体中C3+炷类，从而提升C3+收率。将常规膨胀机制冷法(ISS)装置改造成DHX 法后，在不回收乙烷情况下，实践证实在相同条件下C3+收率可由72%提升到95%，而改造投资却较少。中国吐哈油田有一套由Linde企业设计并全套引进NGL回收装置，采取丙烷制冷和膨胀机联合制冷法，并引入了 DHX工艺。该装 置以丘陵油田伴生气为原料气，处理量为120 x104m3/d，由原料气预分离、压缩、 脱水、冷冻、凝液分离及分馏等系统组成。冷剂制冷法工艺技术发展：混合冷剂制冷(MRC)法采取冷剂可依据冷冻温度高

18、低 配制冷剂组分和组成，通常以乙烷、丙烷为主。当压力一定时，混合冷剂在一个 温度范围内随温度逐步升高而逐步气化，所以在换热器中和待冷冻天然气温差很 小，故其 效率很高。当原料气和外输干气压差甚小，或在原料气较富情况下， 采取混合冷剂制冷法工艺更为有利。油吸收法发展：马拉(Mehra)法是多年来发展一个油吸收法改善工艺，其实质是 用其它物理溶剂(比如N-甲基毗咯烷酮)替换吸收油，吸收原料气中C2+或C3+炷类后 采取闪蒸或汽提方法取得所需乙烷、丙烷等。马拉法借助于所采取特定溶剂及不一 样操作参数，可回收C2+、C3+、C4+或C5+等。比如，乙烷及丙烷收率可依市场需 要，分别为2%90%和2%1

19、00%。这种灵活性是只能取得宽馏分凝液透平膨胀机 所不能比拟。1.3轻烃回收装置设计意义现在，中国乃至世界上部分发达国家所使用清洁燃料还是以天然气，液化石油 气和柴油为主。而天然气和液化石油气全部是很宝贵化工原料，深加工后附加值很 高，因没有很好替换能源，只能将其作为一般燃料烧掉。在当今世界能源供给日益 担心情况下，将其作为一般燃料烧掉是资源浪费，中国提出落实开发和节省并重方 针，改善能源结构和布局，依靠科学技术进步，因地制宜开拓可替换气源，以提升 城市现代化，发展经济，降低环境污染，提升城市品位，这是各级主管部门以后首 要任务。将轻炷作为燃料能够处理中国石油资源短缺，步骤石油供需矛盾，加紧中

20、国能 源结构调整，是经济社会可连续发展有效方法。伴随中国经济建设快速发展和小城 镇，新农村建设步伐加紧，对洁净能源需求将日益扩大，这也为轻炷应用提供了宽 广市场，其间蕴藏着巨大商机，是二十一世纪最具投资价值能源项目。2工艺方案及步骤2.1工艺方案依据设计要求，拥有压差而已利用，能够采取膨胀机制冷法，依据回收要 求，对丙烷回收要求不高，所以，能够采取内冷法。利用本身降温即能够达成分 离要求。2.2装置标准工艺步骤图图2.1装置标准工艺步骤图2.3生产步骤简述原料气自净化厂来，进入分离罐C-101，沉降出颗粒杂质，再经压缩机Y-101 和Y-102两级压缩送至分子筛干燥器G-101除去其中水分，经

21、冷箱X-101降温后 进入低温分离器D-101，分为气液两相，气相经膨胀后进入低温分离器D-102深入 分离，气相进入干气管道，D-101液相经冷箱换热后和D-102液相混合后经泵B- 101输送至加热器E-103加热至一定温度后进入脱乙烷塔T-101，塔顶冷凝器E- 104，气相进入干气管道，液相回流，塔底再沸器E-105。塔底产物经泵B-102输 送至丙丁烷塔T-102，塔顶冷凝器冷凝回流，得到产品C3和C4，塔底得到C;。3物料衡算简捷计算关键步骤：假设满足清楚分割，进行初步物料衡算确定塔操作压力及温度确定七,七校核物料平衡确定R，N确定进料位置实际板数3.1脱乙烷塔物料衡算清楚分割依据

22、化工分离过程计算方法，取重关键组分为丙烷，轻关键组分为乙 烷，假设塔顶丙烷含量不超出0.025，塔底乙烷含量不超出0.05，以100mol计 算，脱乙烷塔进料温度25。C,压力1.5MPa，进料流量为476.84kmol/龙，在该条件 下，查化工热力学(张乃文等)3得有表3.1数据：表3.1原料气热力学性质(25OC,1.5MPa)组分K值相对挥发度a摩尔分数C110.5115.0360.369032C22.2173.170.231434C30.69901.000.221759i - C40.30580.43750.053484续表3.1：C 6+0.0268930.410.038543.50

23、50.0147530.004906N2对进料组分进行清楚分割计算，可得表3.2数据：表3.2脱乙烷塔清楚分割计算编号组分名称摩尔组成dW1C136.903i36.903i-2C223.1430.05W3C322.1760.025D4i - C45.348-5.3485n-C47.691-7.6916i - C50.999-0.9997n - C51.774-1.7748C 6+1.475-1.4759N20.491-0.491100DWn - C0.22384- C0.098385n - C50.076020.32020.0769060.14070.0099850.10880.017741依据

24、F=D+W ,能够得到塔顶流量D=283.763 kmol/h ,塔底流量为W=193.077kmol/h。结果如表 3.3：表3.3清楚分割计算结果编号组分名称摩尔组成dw1iiC36.90336.903-2C 223.14321.1182.0253C322.1761.48820.6884i - C45.348-5.385n - C47.691-7.716i - C50.999-1.017n - C51.774-1.798C 6+1.475-1.499N20.491-0.4910059.50940.491最少理论板数计算皿211!8)!8!)最下理论板数 N =2.02520.688 = 4

25、.240mlg3.17能够计算得到：七。=0.6271, X2D = 0.3533 , x3 D = 0.025 , x4 D = 1.843x 10-4, x5 D = 6.925x 10-5,x6 D = 2.6162x 10-7,x7D = 1.531x 10-7,x8 D = 1.451x 10-9,x9D = 6.795x 10-3。所以清楚分割合理。最小回流比及实际回流比计算依据 Underwood 公式： 气*是 =1 a. -0代入数据试差能够计算出0 =1.295Rm = 1.1999,取实际回流比为最小回流比1.25 倍。可得 R = 1.25 R = 1.25 x 1.1

26、999 = 1.5确定实际板数及进料位置N = 0.43 故 N依据一= 空哭=0.5454 ; J = 15 = 0.6则能够查图得到R +1 2.1999R +1 2.5N = 0.43N = 9.39，设塔板效率为60%，则实际板数为N = 939 = 15.65 56块。m门 0.6,、仕1.118(.3481(N ) = !冬空些= 1.066R mlg3.17精馏段理论板数为：L06%43 = 2.479，实际板数为2.47%60 = 4.12机5，故 进8料位置在从上往下数第五块板处。进料温度确实定在25。时，依据计算可得到Z K x = 1.00016，所以此时为泡点进料。进料

27、 温度为25。3.2丙丁烷塔物料衡算清楚分割取重关键组分为i C5，轻关键组分为n - C4，假设塔顶i - 含量不超出 0.0034，塔底n - C4含量不超出0.0234，以100mol计算，丙丁烷塔进料温度 40。，压力1.0依。，进料流量为193.08 kmol/h，在该条件下，查3得如表3.5数 据：表3.4原料气热力学性质(40OC ,1.0MPa)组分K值相对挥发度a摩尔分数C1-0.00000C23.70817.1270.03031C31.2975.9910.54282i - C40.60882.8120.13205n - C40.46132.13070.18991i - C5

28、0.21651.000.02466n C50.17290.79860.04382C 6+0.06720.31040.03644N 2-0.00000对进料组分进行清楚分割计算，可得表3.6数据:表3.5丙丁烷塔清楚分割计算编号组分名称摩尔组成diwi1C23.0313.031-2C354.28254.282-3i C413.20513.205-4n C418.9910.0034W5i C52.4660.0234D6n C54.382-4.3827C 6+3.644-3.644-100DW依据F=D+W，能够得到塔顶流量D=176.926 kmol / h，塔底流量为W=16.173 kmol

29、/ h。计算结果如表3.6：表3.6清楚分割计算结果编号组分名称摩尔组成diwi1C23.0313.031-2C354.28254.282-3i - C413.20513.205-4n - C418.99118.96250.02855i - C52.4662.1440.3226n C54.382-4.3827C 6+3.644-3.644-10091.63368.3764最少理论板数计算最少理论板数N =00285 03A = 6.088m lg 2.1307能够计算得到七。=0.0331 , %。= 0.5924 ,七。=0.1441 ,七。=0.2069 , %。= 0.0234孔。=8.

30、22 x 10-5, x7。= 4.01 x 10-6。所以清楚分割合理。最小回流比及实际回流比计算依据Underwood公式:1 - q 和 。= R +1a -6 mi代入数据试差能够计算出6 = 1.462，Rm = 0.8664，取实际回流比为最小回流比1.25 倍。可得 R = 1.25 R = 1.25 x 0.8664 = 1.083。确定实际板数及进料位置= 土竺=0.5199则能够查图得到R +1 2.083依据 = 08664 = 0.464 ；R +1 1.8664% = 0.56 故 N = N /0.56 = 10.87 ,设塔板效率为60% ,则实际板数为N 10.

31、87=18.11 19 块。门 0.6/、p h.9635/（.466/1（N ） = !2144迅址=2.83R mlg2.1307精馏段理论板数为：2.830 56 = 5.05，实际板数为5.% 60 = 8.42机9，故进料 置在从上往下数第九块板处。进料温度确实定依据泡点计算得到在40。时， K x = 1.000035，所以此时为泡点进料。故 进料温度为40。4能量衡算4.1脱乙烷塔能量衡算4.1.1 E-104 热负荷由模拟得 H =3.514 x 104 kJ / koml，H=4.353 x 104 kJ / komlVLD体系选择图4.1：V图4.1冷凝器负荷体系示意依据化

32、工原理（陈敏恒等）4能够计算：塔顶冷凝器：Q = (R +1)D (HV - HD)= (1.5 +1) x 283.763 x (3.516 x 104 + 4.353 x 104)= 8.61 x 106 kJ /kmol。4.1.2E-105 热负荷F = 476.84kmol/ h，H = 9.763 x 104 kJ / komlFW = 193.077kmol / h，H =1.337 x 105 kJ / komlW能量衡算范围图4.2：图4.2再沸器热负荷衡算范围示意 由全塔热量恒算式QF + QB + QL = Q + QD + Qv + QW即：FHf + DRH ld +

33、 Qb = D (R +1)Hv + WH + Q，其中 Q = 5%maX QB,Q )令 Q = 0.05QB，则QB =魅 + 1)DHV + WH - FHf - RDH0.95QB = 1.43 x 107 kJ /kmol, Q Q ,假设成立。循环水用量冷却水用量取循环水上水温度20 C，下水温度为40 C,水Cp = 4.174kmol/(kg.C)。m = Q / Cpkt = 8.61 x 106/(4.174 x 20) = 1.03 x 104 kg / h。水蒸气用量低压蒸汽 0.6MPi,158.7C 下，rB = 2091.1kJ /kgmB = Qb /二=1.

34、43 x 107 /2091.1 = 6.84x 103kg /h。4.2丙丁烷塔能量衡算4.2.1 E-106 热负荷体系选择图4.3：图4.3冷凝器负荷体系示意H =4.585 x 104 kJ / koml，H =5.826 x 104 kJ / komlVLDQ c = (R +1)D (HV Hld )=(1.083 +1) x 176.926 x (4.585 x 104 + 5.826 x 104)= 4.574 x 106kJ /kmol。4.2.2 E-107 热负荷依据计算能够得到：F = 193.08kmol / h, H =-1.337 x 105 kJ / koml

35、FW = 16.173kmol / h , H =1.630 x 105 kJ / komlW能量衡算范围图4.4：图4.4再沸器热负荷衡算范围示意由全塔热量恒算式QF + QB + QL = Q + QD + Qv + QW艮即 FHf + DRH ld + Qb = D (R +1) Hv + WH + Q其中 Q = 5%maX QB,Q )令 Q = 0.05QB，则QB = Kr + 1)DHv + WHw FHf RDH D/0.95Qb = 1.744x 107kJ/kmol，Q Q ,假设成立。循环水用量（1）冷却水用量取循环水上水温度20 C,下水温度为40。，水Cp = 4

36、.114kmol /(kg.C)。m = Q / Cp At = 4.576 x 106/(4.174 x 20) = 5.48 x 104 kg / h。(2)水蒸气用量低压蒸汽0.6MP“,158.7C 下，七=2091.1kJ/kgmB = Qb /七=1.744 x 107 /2091.1 = 8.34 x 103kg /h。4.3其它热量衡算热负荷计算由计算可得到：E-101 热负荷 Q1 = 6.101 x 106 kJ / h，E-102 热负荷 Q2 = 7.301 x 106kJ / h，E-103 热负荷 Q3 = 6.342 x 106 kJ / h。水循环计算E-101

37、冷却水计算：m = QJ CpAt = 6.101 x 106 /(4.174 x 20) = 7.31 x 104kg / h，E-102冷却水计算：m = Q2 / CpAt = 7.301 x 106 /(4.174 x 20) = 8.75 x 104 kg / h，E-103水蒸气计算：mB = QJ 七=6.342 x 106/2091.1 = 3.03 x 103 kg / h。5设备工艺计算和选型5.1压缩机工艺计算和选型依据天然气输送和处理手册，选择往复式压缩机，有jp1Jk-1k -1I p1 J经两级压缩，每级压缩比为3，压力由0.437MPa （表）升压到4.257MP

38、a（表），压降为 50kPa。1 25-1T = 303 x 3 1.25=111.8C，125W = 3.7 x 105 x 43.06 x 1.25 -15.2分子筛干燥器设计和计算1 25-13 1.25 1=2.49 x 104 kw。吸附床层直径计算公式D = ： %V 60 v1g ,maxQ = 35163 m 3/hac代入数据得D =4 x 35163= 1.10m60 x 3.14 x 620采取4A型球形分子筛，有效湿容量：10水/100kg吸附剂，压降为7.5kPa/m 时，查取气体加工工程数据手册6，得到分子筛最大许可空塔气速 vg max = 620m/h，依据天然

39、气加工工程7，能够得到：4A型分子筛，干气含水量通常为0.1g/m3,设吸附周期为8h，则含水量Win0.0005 x 1487.2 x 103 x 1835163=0.381g / m 3仍 %4X2 = 35163 x 24 x 2381-0.1)= 79046.424g = 79.046424kg。分子筛动态平衡相对湿容量为13.4kg/100kg吸附剂，堆密度p b = 660kg /m3,则吸附剂用量V=竺 = 100 x79.046424 = 0.894m3，DESxp13.4 x 660b吸附床层高度 h =二匕砺x .94 = 0.941m。T兀Q2 3.14 x 1.102询

40、=0.941 x 7.5 = 7.06kPa 1，1L(z /K )= 7.90 1，说明进料实际泡点温度和露i = 1点温度分别低于和高于要求闪蒸温度，闪蒸问题成立。度。依据中闪蒸方程式:ii=0.1+ W (K -1)迭代方程:中(k+1)导数方程：(k) )_ 弋(K 1* z.dW.=1 1+ W(k)(K -1)-2=i经迭代计算，当初 W = 0.70015 , f (0.70015) = 0.00059，符合p-T-K图正确V = Wx F = 0.70015 X 1487.2 = 1041.26kmol / h ，L = F - V = 445.94kmol/ h。x = 七i

41、 1+ W (K -1)iy = 队i 1+ W (K 1)i计算所得x，y列于表5.2：表5.2 x，y值计算结果xi0.37208yi0.867860.207520.071230.221670.018900.086010.001870.011450.000100.020720.000120.017270.000030.004700.03798(2)低温分离器尺寸设计天然气相对密度A = 0.6，气体流量为843936m3 / d ,温度233.15K，压力4.1MPa(绝)下，由天然气集输工程8可得 pA = 4.1 * 0.6 = 0.01055，查图得k； = 0.2。T 233.15

42、由 d2 = 0.142x竺lxk； = 0.142x 2335蚣*尝x0.2p J4.1解得 d = 1155.2mm。液体负荷约束:d 2h = 8.55 x 1051 Ql液体流量Q = 10544m 3 /h，L停留时间t广3minh = 8.55 x 105 x t Qld28.55 x 105 x 3 x10544 60 = 337.77mm。1152.2则筒体长度L =ssh + d +10161501155.2 + 337.77 +10161500=2.51m。长径比103 Lssd25101151.2=2.18则低温分离器高度为 hT = h +100 +150 + 610

43、+ d +150 = 2.50m。依据经验，进口速度取七=15m/s，出口速度取七=10m/s。操作条件下气体流量= Qg x 0.101325 x TZ = 843936 x 0.101325 x 233.15 x 0.83 = 0 。心/sQ = 86400 x p* 293 = 86400 41293 s，-Q -0.5=-0.160 一0.785v1_ 0.785 x 15 _0.5故入口半径D=1=0.1166m = 116.6mm， Q 10.5=-0.160 i0.785v2_ 0.785 x 10 _出口半径D =20.5=0.1428m = 142.8mm 。设计和计算（1）

44、低温分离器计算在1.5MPa, -83.3。下，脱水后气体组成及查3中P-T-K图得到K值以下表5.3：表5.3原料性质表（-83.3。，1.5MPa)组分K值摩尔分数C12.7880.8912C20.12850.0576C30.013830.0098i - C40.0029910.0006n - C40.0015630.0016i - C50.00035480.00004n - C5-0.0000C 6+-0.0000N218.180.0391据计算切K z 1，切（z /K）1，说明进料实际泡点温度和露点温度分别低i=1i =1于和高于要求闪蒸温度，闪蒸问题成立。依据中闪蒸方程式:f (中

45、)”=0.+ 中(K -1)迭代方程:中（k+1）=中（k）df W（ k） 州导数方程:df C(k)_ 尸 G；T* Z 1娉 I 1 + (k)(K -1)-2_i经迭代计算，当初中=0.9703 f (0.9703) = 0.00028，符合p-T-K图正确度。V =中 x F = 0.9703 x 1041.26 = 980.26kmol / hL = F - V = 61.00kmol / hx = 七i 1 + 中(K - 1)i(i=1,2.c)=KiZi 1+ 中(K -1)i计算所得x，y列于表5.4：表5.5 x，y计算结果xi0.3258330.3733090.2275

46、360.0184300.0513280.0013500.0000000.0000000.002215与0.9084690.0479890.0031480.0000550.0000800.0000000.0000000.000000.040259（2）低温分离器尺寸设计:天然气相对密度A = 0.6，气体流量为590880 m 3 /d，pA 1.4 x 0.6 T _ 189.384=0.0044，查图k; = 0.2。由 d 2 = 0.142 xtzqpx k; = 0.142 x僦384 x 0.98 x 590880 x 0.21.4温度189.384K，压力1.4MPa （绝）下，由

47、天然气集输工程8可得解得 d = 1491.52mm。液体负荷约束:d2h = 8.55 x 1051 Ql液体流量Q = 730.69m3 /h ,停留时间t = 1minh = 855x 105 x tg = 855 x105 x 1 x 730气0 =、。1491.52h + d +1016 1491.52 + 42.124 +1016则筒体长度L = 2.55m。ss10001000103 L长径比 rdM = 1.71。1491.52则低温分离器高度为 hT = h +100 +150 + 610 + d +150 = 2.544m。依据经验，进口速度取七=15m/s，出口速度取七=

48、10m/s，操作条件下气体流量= Qg x 0.101325 x TZ = 590880 乂 0.101325 乂 189.384x 0.83 = 0 2655秫3 /sQ 86400 x p* 293 - 86400 14293 心 Sq0.5-0.2855 一0.50.785v1_ Q -=0.5=_ 0.785 x 15 _-0.2855 -0.50.785v2_ 0.785 x 10 _=0.1907m = 190.7mm。故入口半径D1出口半径D2=0.156m = 156mm，5.4膨胀机设计和计算等熵效率为n = 80%，进口压力4.2MPa，进口温度为-40。，出口压力 1.5

49、MPa，出口 温度为83.77。，功率 W=323kw。5.5精馏塔设计和选型脱乙烷塔设计和选型经过模拟可得到物料在25。，1.5MPa下进入乙烷塔中，气相流率V = 1.86m 3 / s , sP = 20.387kg /m3 ,液相流率 p = 516.15kg /m3,表面张力 c = 9.2886mN/m。依据化工设计9塔径计算：气液动能参数计算：匕： 1.86516.15 = 0.0972，取板间距H = 0.6m ，板上液层高度Vpv0.017 20.387thL = 0.083m，查史密斯关联图得液相表面张力，查4史密斯关联图得20mN/m时(c、0.2负荷系数C20 0.7，

50、能够校正得到：C 命自j 0.046。最大许可气速 u = C :Pl _ P,，= 0.046x :5165 20.387 1.514m/s。f pv20.387取安全系数为0.7，则适宜空塔气速为：u 1.514 x 0.7 1.060m / s塔径 D 匕 =； 1.495m，按标准塔径尺寸圆整，取.0.785u，0.785 x 1.060D=1.5m；那么， TOC o 1-5 h z 冗冗实际塔截面积 A D 2 x 1.52 1.766m 2，t 44实际空塔气速u = 匕上86 1.047m/s，A1.766安全系数三1047 0.692在0.60.8范围内，适宜。u f 1.5

51、14溢流装置：选择单流型降液管，不设进口堰。降液管尺寸取溢流堰长lw = 0.7 D即1wD = 0.7，查囹弓型降液管结构参数图得：AA = 0.09，E = 0.15。ADt所以弓型降液管所占面积七=0.09 x 1.766 = 0.160m2,弓型降液管宽度吃=0.15x 1.5 = 0.225m ,液体在降液管停留时间0 =一f匚=5.647s 5s，适宜。L 0.017s2）溢流堰尺寸溢流堰长 l = 0.7 x 1.5 = 1.05m采取平直堰，堰上液层高度:how2.84 jL 丫；1000 匚w2.84( 0.017 x 3600)23x1x 1000I 1.05)=0.043

52、m(E 近似 1)3）溢流堰高h = hL - h = 0.083 - 0.043 = 0.04m液体由降液管流入塔板不设进口堰，并取降液管底隙处液体流速u0 = 0.228m/s，那么，降液管底隙高度:7 L 0.017 h = = 0.071m0 l u01.05 x 0.228（2）浮阀数及排列方法:1）初取阀孔动能因数F = 11,阀孔气速为: 0F，.=11.= 2.43m / sVP .- v20.387每层塔板上浮阀个数N =里一=186三一=183（个）七兀 x 2.43 x 0.0392d 2 u4002）浮阀排列按所给定尺寸画出塔板，并在塔板鼓泡区内排列方法进行试排，确定出

53、实际阀孔数。已知W = 0.225m，选择无效边缘区宽度W = 0.05m，破沫区宽度dcWs = 0.075m，依据鼓泡区面积计算公式:x = D2 W + Wd )= 152 (0.075 + 0.225)= 0.4mr = D 2 W = 1，52 0.05 = 0.7m=2 0.4xp，0.72 0.42 +=1.107m 2。兀一x 0.7 2 arcsin 180。浮阀排列方法采取正三角形排列，取同一横排空心距t = 75mm，则三角形高度为 t =a = = 0.081m。0.075N 0.075 x 183核实以下参数：阀孔气速u0 =七成2n = 4 乂 技6x 0.0392

54、 x 183）= 2.45m/，-0动能因数F0 = 2.45x%,20.387 = 11.06，动能因数在913之间，适宜。塔板开孔率中= = N0 = 183 x= 0.142A. D J 1.4 ）（4）塔板流体力学验算：1）塔板压降hp = h + 气 + h。干板阻力73一 1: 73一 1临界气速U =i82s： = 1825= 2.01m/ S V UOC1-825 P * 20.3870V因阀孔气速U大于其临界阀孔气速U，故干板阻力为0OC=5.34 PVU22 gP L=5.34 x20.387 x 2.452x 9.81 x 516.15=0.06453m。b.板上充气液层

55、阻力取充气系数& = 0.56，0即气=& 0hL = 0.56 x 0.083 = 0.0465m。c.液体表面张力造成阻力2bhP gL2 x 9.2886 x 10-30.085 x 516.15 x 9.81=0.00004m。所以 hp = 0.06453 + 0.0465 + 0.00004 = 0.1111m。单板压降询p = hpp Lg = 0.1111 x 516.15 x 9.81 = 562.55Pa。2）降液管液泛校核为预防降液管液泛现象发生，要求控制降液管内清液层高度% 板上液层高度前已选定h = 0.083m所以H d = 0.04963 + 0.083 + 0.

56、008 = 0.1406m取降液管中泡沫层相对密度4=0.5，前面已经选定板间距H = 0.6m， Th = 0.04m，贝Q 4(Ht + Hw)= 0.5(0.6 + 0.04)= 0.32，可见 % 叫区 + H )，符合预防降液管液泛要求。(1)液体在降液管内停留时间应该确保液体在降液管内停留时间大于3s，才能使得液体所夹带气体放出。t = A4 = 060X爵=5.65 3s，可见，所夹带气体能够放出。L 0.017 S(2)雾沫夹带量校核pv一 +1.36L Zl泛点率F =二七KC&V ,，一一vF =0.78KC A板上液体流径长度 Zl = D - 2Wd = 1.5 - 2

57、 x 0.225 = 1.05m板上液流面积Ab = A - 2Af = 1.776 - 2 x 0.160 = 1.446m20.387查化学工程手册10泛点负荷因数Cf = 0.141，取物性系数K = 1.0，将上 面数据代入：1.86 x.,，:+1.36 x 0.017 x 1.051.0 x 0.141 x 1.8620.387F = 、516.15- 20.387= 0.5081.86 x,j日 ,516.15 - 20.387F = 0.4860.78 x 1.0 x 0.141 x 1.766对于大塔，为避免过量液沫夹带，应控制泛点率不超出80%。上两式计算泛 点率全部在80

58、%以下，故可知雾沫夹带量能够满足七v0.1kg（液）（气）要求。（3）严重漏液校核当阀孔动能因数F 0低于5时将会发生严重漏液，前面已经计算出F0= 11.06，可见，不会发生严重漏液。（4）塔板负荷性能图1）气体负荷下限线（漏液线）对于F型重阀，因动能因数F0 5时，会发生严重漏液，故取F0 = 5计算对应 气相流量（V）: s min（V ） =-d 2N- = 1（0.039）2 x 635 x 5= 0.840m 3 / ss min 4 0；p 4 5s，适宜。L 0.014s2）溢流堰尺寸溢流堰长 l = 0.7 x 1.8 = 1.26 mw采取平直堰，堰上液层高度:72.84

59、(L 丫3 2.84 1 (0.014 x 3600丫；八口、匚柯 1、h =E f =x 1 x = 0.033m (E 近似 1)。” 1000 l )1000 I 1.26)溢流堰高h = h - h = 0.083 - 0.033 = 0.050m液体由降液管流入塔板不设进口堰，并取降液管底隙处液体流速u0 = 0.228m/s，那么，降液管底隙高度：h =土 = 一0014一 = 0.0487m0 l u01.26 x 0.228浮阀数及排列方法：1）初取阀孔动能因数F0二11,阀孔气速为:F(/，一 =11= 4.534m / s/P V .F.886每层塔板上浮阀个数N = -

60、= 128三 =237(个) 兀牌 兀 x 4.534 x 0.0392 d 2 u 4002）浮阀排列按所给定尺寸画出塔板，并在塔板鼓泡区内排列方法进行试排，确定出实际已知Wd阀孔数。=0.27 m，选择无效边缘区宽度W = 0.05m，破沫区宽度 cWs = 0.075m，依据鼓泡区面积计算公式:x = D2 W + Wd )= 18,2 (0.075 + 0.27)= 0.555mr = D 2 W = I#： 0.05 = 0.85mA = 2 0.555xp0.852 0.5552 + -x0.852 arcsinf0555) = 1.849m2。a180。 0.85 )浮阀排列方法