伴生气轻烃回收液化气工艺设计

年5月29日伴生气轻烃回收液化气工艺设计文档仅供参考(北京)CHINAUNIVERSITYOFPETROLEUM毕业设计100×104Nm3/d伴生气轻烃回收液化气工艺设计院系名称:化学工程学院专业名称:化学工程与工艺学生姓名:郭小丰学号:031317指导教师:张文慧完成日期年6月6日100×104Nm3/d伴生气轻烃回收液化气工艺设计摘要辽河油田拟新建一套处理规模为100×104Nm3/d的轻烃回收液化气装置。经过模拟计算,分析了液化气的收率与制冷温度和总能耗之间的关系,确定了制冷温度为-92℃,丙烷收率为81.00%,液化气收率为87.83%的最优工艺参数。针对本工程特点,最终确定了双低温分离器和膨胀机制冷加节流膨胀制冷的同轴增压的轻烃回收方案。该方案采用了冷箱系统,增强了流程装置对组分波动的适应性,减少了冷剂装置的投资,能量利用率高;采用双低温分离塔减少了脱乙烷塔的进料,从而减少了塔设备的投资;回收一级与二级压缩后的原料气的高焓值来加热脱乙烷塔和脱丁烷塔的再沸器,节约1177.8kW。关键词:天然气;轻烃回收装置;方案设计RecoveryofLiquefiedPetroleumGasFrom1millionm3/dNaturalGasAbstractLiaoheOilfieldplanstobuildaninstallationaboutlighthydrocarbonrecoveryofliquefiedpetroleumgaswhichprocessesascaleof1millionm3/dnaturalgas.Therelationshipbetweentheyieldofliquefiedpetroleumgasandrefrigerationtemperatureandtotalenergyconsumptionbysimulationisanalyzedtodeterminetheoptimalprocessparametersthattherefrigerationtemperatureof-92℃,propaneyieldof81.00%andliquefiedgasyieldof87.83%.Becauseofcharacteristicsofthisproject,coaxialpressurizedlighthydrocarbonrecoveryprogramisultimatelydeterminedthatiswiththepairsoflowtemperatureseparationcolumnandtheexpansionplusthrottleexpansioncoolingmechanism.Theprogramusesacoldboxsystem,soitenhancestheadaptabilityoftheprocessdevicetocomponentfluctuationsandefficiencyofenergyandreducesthecostoftherefrigerantsystem.Addingduallowtemperatureseparationmachinescanreducethefeedofoffethanetower,therebyreducingthecostofthetowerequipment.Largeenergyoftherecoveryofthefeedaftercompressioncanbeusedtoheatoffethanetowerandoffbutanetowerre-boilerstosave1177.8kW.Keywords:naturalgas;aninstallationaboutlighthydrocarbonrecovery;theconductionoftheproject

目录TOC\o"1-3"\h\u第1章前言 11.1油田伴生气回收的目的 11.2天然气轻烃回收的主要产品 11.2.1干气 11.2.2液化气 21.2.3轻油 21.3国内外LPG工艺技术概况 21.3.1国内技术 51.3.2国外技术 6第2章工艺流程设计 72.1辽河油田轻烃回收简述 72.1.1轻烃回收液化气设计背景 72.1.2原料组成 72.1.3主要产品及产品质量要求 82.2HYSYS流程模拟 82.2.1状态方程 82.2.2工艺流程介绍 92.3关键设备工艺参数的确定 112.3.1三级压缩压力的确定 112.3.2确定物料经冷箱冷却后的温度 112.3.3脱乙烷塔参数的确定 122.4相关产品产率及回收率 14第3章工艺装置主要设备的选型 153.1压缩机 153.1.1离心式压缩机 153.1.2往复压缩机 153.2换热器 163.2.1换热器的选型计算 173.2.1空冷器 183.2.2水冷器 193.2.3换热器 203.2.4再沸器 203.3气液分离器 213.4膨胀机 223.5塔 223.5.1脱乙烷塔 243.5.2脱丁烷塔 243.6泵 25参考文献 27致谢 29附录 30附录A 30附录B 32附录C 36附录D 43附件 45附件A天然气轻烃回收液化气工艺流程P&ID图 45附件B文献翻译 46附件C英文文献 46第1章前言1.1油田伴生气回收的目的随着石油资源的日渐枯竭和石油化学工业的快速发展,人们对石油资源的利用也越来越精细化。而在油田开发中,除了开采出大量原油,还附带着丰富的油田伴生气和凝析气。天然气进行轻烃回收过程,不但可降低天然气的露点,还能够改良天然气质量,避免腐蚀管道设备,还可避免天然气在输送的过程中因发生烃类凝结造成的管道阻塞[1],还能够获得廉价、高纯度的化工原料,因此轻烃回收工艺对天然气的经济效益的提升具有十分重要的现实意义,它在化工生产过程中占据也越来越重要的位置[2]。1.2天然气轻烃回收的主要产品天然气轻烃回收的主要产品有高纯度甲烷,高纯度乙烷,合格的液化气(主要是丙烷和丁烷),高纯度丙烷,高纯度丁烷,轻油(C5+),还有稀有气体[3]。对于本工艺而言轻烃回收的产品为干气,液化气,轻油。1.2.1干气油田伴生气经过脱水、净化和轻烃回收工艺即提取出液化气和轻油之后,主要成分为甲烷的天然气叫干气。一般来说,天然气中含90%以上甲烷的叫干气,而甲烷低于90%,乙烷、丙烷等含量大于10%的叫湿气。1.2.2液化气液化石油气,英文简称LPG(LiquefiedPetroleumGas),是石油天然气产品之一,是由炼厂气或油田伴生气经过加压、降温、液化、分离等步骤得到的一种无色、挥发性气体。由天然气所得的液化气的成分主要为丙烷和丁烷(含少量的乙烷和戊烷)。随着石油化学行业的快速发展,液化石油气作为一种基本化工原料和新型燃料,已经越来越受到人们的重视[4]。在化工方面,液化石油气经过催化裂化能够分离得到乙烯、丙烯、丁烯等产品,能够用来生产合成塑料、合成橡胶、合成纤维及生产染料等产品[5]。液化石油气用作燃料,由于其无烟尘、热值高、操作使用方便等特点,已广泛地进入人们的生活领域。另外,液化石油气还可用来用于有色金属冶炼、窑炉焙烧、作汽车燃料、居民生活燃用。当前中国的经济发展与能源紧缺矛盾仍显突出,而液化石油气的使用范围越来越广,使用量越来越大。因此,加强对液化石油气的生产,提高天然气的利用价值是非常有必要的。1.2.3轻油轻油能够作为石化原料,既能够去管式炉裂解制取乙烯、丙烯,还能够去催化重整制取苯,甲苯,二甲苯的重要原料。1.3国内外LPG工艺技术概况回收天然气中的烃类一般采用的工艺包括油吸收法、吸附法和冷凝法[6]。国内外近30多年已建成的轻烃回收装置大多数是采用冷凝法。冷凝法回收轻烃工艺是根据原料气中各组分沸点温度不同原理,在不同的温度下将较高沸点的组分分离出来从而达到轻烃回收的目的。冷凝法分离可分成浅冷分离和深冷分离两大类型。一般最低温度一般在-60~-40℃左右为浅冷工艺;最低温度一般在-100℃左右为深冷工艺。当原料气的量较小,其中C3+烃类含量较多,NGL回收装置对丙烷的收率要求不高时,一般采用浅冷分离工艺。若只是为了控制天然气烃露点,对烃类收率没有特殊要求的露点控制装置,一般也采用浅冷分离工艺。深冷工艺多用于大规模地回收高纯度气体,特点是耗能高,处理量大。冷凝回收工艺过程主要包括原料气预处理、压缩、降温、脱水、制冷和冷凝液回收部分[7]。制冷、冷凝液回收是轻烃回收工艺的重要环节,这些环节对提高产品收率,合理利用能量,保证产品合格、降低能耗起着关键作用。脱水系统脱水工艺有三甘醇脱水法、分子筛吸附脱水法、甲醇脱水法或乙二醇防冻法。其中吸附法脱水有较好的适应性,脱水后的气体露点会降低。在深冷型轻烃回收工艺中,深冷温度最低一般都在-100℃左右,为防止在超低温状态下出现天然气水合物堵塞管道现象,必须在制冷前脱去原料中的水蒸气。深冷型轻烃回收工艺一般采用吸附法脱水中的分子筛干燥脱水法。脱水压力越高,温度越低,则分子筛的吸附能力越强,因此为保持分子筛高吸水量,操作温度要在室温。美国、意大利、加拿大等国家在浅冷装置中多采用甘醇脱水法和乙二醇防冻脱水法;国内外深冷装置中多采用分子筛脱水法或分子筛脱水法与其它脱水方式相结合的方法。制冷系统制冷工艺主要有3种:①外冷源制冷工艺;②膨胀制冷工艺;③膨胀制冷与外冷源制冷相结合的制冷工艺。浅冷工艺一般采用外冷源制冷工艺。深冷工艺一般采用膨胀制冷工艺或膨胀制冷与外冷源制冷相结合的制冷工艺。但如果原料气进装置时压力很高(一般大于5.0MPa),有足够压差可供利用,或者原料气进料较少,所需制冷量较小时,可采用单一膨胀制冷工艺,制冷的温度一般在-80～-110℃左右。外冷源制冷工艺中冷源包括氨气、丙烷和氟利昂。在选用冷剂时主要考虑以下几个方面:(1)制冷剂的蒸发潜热,这关系到冷剂循环量和压缩机的能耗;(2)冷剂的冷凝压力,以关系到压缩机的装置费用;(3)冷剂的毒性;(4)冷剂的获取难易程度。因此首选冷剂就是氨和丙烷,二者的优缺点及使用情况如下表所示:表1.1氨制冷和丙烷制冷工艺比较表制冷温度C2+收率/%工艺优缺点应用情况氨制冷(-30~-25℃)25~35优点:工艺成熟,设备性能可靠缺点:能耗高,氨的腐蚀性等较少使用丙烷制冷(-40~-30℃)80~85优点:制冷系数大,丙烷容易获得缺点:价格高,技术不够成熟广泛应用丙烷循环压缩制冷工艺是新制冷工艺,最低温度在-35~-30℃左右。丙烷由轻烃回收装置获得或外部买进。丙烷无刺激性气味。膨胀制冷工艺采用小膨胀比单级膨胀制冷技术。膨胀机的膨胀比一般为3~6,高效区的膨胀比一般为3~4,深冷工艺要求膨胀机在高效区下运行。若膨胀比大于7,那么膨胀机的等熵效率明显偏低。此时可考虑采用两级膨胀压缩。膨胀机入口物流温度一般在-30~-7℃左右,压力一般不高于6MPa。凝液回收原料组成和制冷后的温度是凝液回收的关键因素。在相同温度、压力条件下,气体越重,则天然气液化率越高,轻烃收率越高;对同一种原料气,制冷后的温度越低,则越容易回收高品质的凝液;但从另一方面说,制冷付出的代价也就越大。对于组分不同的原料气、不同的轻烃收率要求,应该进行多方案的经济和操作技术上的分析对比,以确定合适的操作压力和轻烃收率。如对于回收丙烷的装置,丙烷收率为60％～90％[8];对于回收乙烷的装置,乙烷收率一般为85％。一旦收率超出此等范围越多,能耗越大[9]。1.3.1国内技术(一)中国有采用浅冷分离的冷剂法回收LPG装置典型工艺流程。此工艺的优点是流程较简单,投资较少;缺点是丙烷收率较低,一般仅为50%～65%。主要原因是大量丙烷从低温分离器、脱乙烷塔塔顶进入干气中。因此,中国一些已建或新建采用浅冷分离工艺的NGL回收装置大多对此流程进行了改造。有的在低温分离器与脱乙烷塔中间增加重接触塔,采用脱乙烷塔塔顶回流罐的低温凝液作为吸收油;有的则在低温分离器与脱乙烷塔之间增加了吸收塔,采用本装置经过冷冻后的轻油作为吸收油,从而提高丙烷收率。(二)采用透平膨胀机制冷法的工艺流程对于高压原料气,当进料的压力远远高于外输压力,有足够压差可供利用,且压力和气量较稳定时,采用膨胀制冷就可满足凝液回收的制冷要求。中国川渝气区已建的5套LPG回收装置即采用膨胀机制冷法。装置的丙烷收率达75%以上,LPG收率为16～19t/d,轻油收率为5.47t/d。由于原料气具有可利用的压力能,因此该流程能耗很小,只需少量干气作为脱水系统再生加热炉的燃料气。(三)膨胀制冷与外冷源制冷相结合的制冷工艺流程原料气较富,且对丙烷收率要求较高的轻烃回收装置,大多采用膨胀制冷与外冷源制冷相结合的制冷工艺。现以中国胜利油田的一套采用氨预冷与膨胀机制冷的工艺流程为例介绍如下[10]:原料气为伴生气,处理量为50×104m3/d,其组成见下表。最低制冷温度在-90~-85℃左右,丙烷收率为80%~85%,液烃产量为110~130t/d。该原料气中C3+烃类含量为8.42v%,丙、丁烷含量为6.86v%,仅采用膨胀机制冷所得冷量不能满足需要。故必须与冷剂(氨)联合制冷。当然,中国还有许多以回收C2+烃类为目的LPG回收装置工艺流程,如中国大庆油田在20世纪80年代从Linde公司引进两套处理量均为60×104m3/d的NGL回收装置,原料气为伴生气,采用两级透平膨胀机制冷法,制冷温度一般为-90~-100℃,最低-105℃,乙烷收率为85%,每套装置混合液烃产量为5×104t/a。辽河油田在20世纪80年代从日本挥发油公司引进的120×104m3/dNGL回收装置采用透平膨胀机与丙烷制冷联合制冷法工艺流程,产品有干气、丙烷、LPG和轻油。1.3.2国外技术国外轻烃回收装置的除了上文提到的三种工艺,还有节流膨胀制冷工艺,气体过冷工艺(GSP),液体过冷工艺(LSP),直接换热工艺(DHX),混合工艺制冷工艺等。可是最主要的是膨胀机与冷剂联合制冷工艺。直接换热工艺是脱乙烷塔顶气与膨胀制冷后的低温原料气直接换热,使塔顶气中的C2+烃类冷凝,再进入直接接触塔(DHX塔),在与原料接触的过程中,乙烷选择性好,吸收能力强,因此在冷量与原料直接换热的作用下,原料气的温度进一步降低,从而获得较高的丙烷收率。DHX塔相当于一个吸收塔。工艺的实质是将脱乙烷塔回流罐的凝液经过换冷、节流降温后进入DHX塔顶部,用以冷却低温分离器进该塔中的C3+烃类,从而提高C3+收率。将常规膨胀机制冷法(ISS)装置改造成DHX法后,在不回收乙烷的情况下,实践证明在相同条件下C3+收率可由72%提高到95%,而改造的投资却较少。一套由Linde公司设计的NGL回收装置,采用膨胀机与丙烷制冷联合制冷,还引入了DHX工艺。该装置以丘陵油田伴生气为原料气,处理量为120×104m3/d。美国福陆公司(FLUOR)设计加工能力为200×104m3/d的天然气深冷装置采用的是两级膨胀和氨吸收辅助冷剂制冷工艺。日本日辉公司(JGC)设计了加工能力为120×l04m3/d的天然气深冷装置采用的是单级膨胀加丙烷辅助冷剂制冷工艺。第2章工艺流程设计2.1辽河油田轻烃回收简述2.1.1轻烃回收液化气设计背景辽河油田在1987年开始建造200×104Nm3/d天然气轻烃回收装置,于1989年正式投产。当时的辽河油田天然气轻烃回收装置是国内规模最大的深冷轻烃回收装置。装置原先设计的处理规模为200×104Nm3/d,当前实际原料只有120×104Nm3/d。据辽河油田”十一五”天然气开发规划,天然气产量还将继续下降。因而存在装置设计规模与实际处理量不匹配、现有装置能力过大、操作费用高、能耗过高、经济效益降低等问题。而且装置大部分重要设备老化严重,已不能满足生产运行要求。因此根据天然气减量情况,拟新建一套处理规模为100×104Nm3/d的轻烃回收装置。现根据辽河油田实际情况,对辽河油田新建100×104Nm3/d天然气轻烃回收工艺技术进行研究。经过优化方案,推荐最佳工艺技术方案,做到”满足技术要求下的最低成本”即降低能耗,降低投资,现场操作简单易行,实现最佳经济效益的目标。2.1.2原料组成进料原料天然气组成见表2.1。表2.1辽河油田天然气的组成[11]组分摩尔分数组分摩尔分数甲烷0.8682正己烷0.0029乙烷0.0548正庚烷0.0018丙烷0.0323正辛烷0.0009异丁烷0.0086正壬烷0.0000正丁烷0.0116二氧化碳0.0031异戊烷0.0040氮气0.0084正戊烷0.0034注:原料天然气进装置的压力为0.125MPa,进站温度为20℃。由表可知,该原料气中C3+烃类含量为6.55mol%。原料气中丙、丁烷含量为5.25mol%,含量较少。2.1.3主要产品及产品质量要求本项目中轻烃回收设计的产品为液化气、外输天然气。干气符合外输天然气标准[12];②液化气符合油田气液化气标准[13]。2.2HYSYS流程模拟2.2.1状态方程因为需要对轻烃回收液化气流程设计进行模拟,因此使用AspenHYSYS模拟软件。模拟过程中选用的状态方程是Peng-Robinson方程。P-R方程的表示式是:p=eq\f(RT,v-b)－eq\f(a(T),v(v+b)+b(v-b))(2.1)其中方程参数:a(T)=a(T)×acac=ΩaR2Tc2/pc,Ωa=0.45724b=ΩbRTc/pc,Ωb=0.07780a(T)=[1+m(1-Tr0.5)2]m=0.37464+1.54226ω-0.26992ω2PR方程可同时应用于气液两相,是当前石化工行业中经常使用的状态方程之一。PR方程的临界压缩因子是0.301,比较接近于真实流体的临界压缩因子,而且PR方程能够满足气液平衡计算精度要求,因此本流程模拟采用的状态方程是PR方程。2.2.2工艺流程介绍本项目辽河油田伴生气回收液化气工艺属于深冷工艺。工艺设备主要包括进站预分离器、压缩机、空冷器、气液分离器,分子筛干燥器,水冷器,换热器、冷箱、膨胀机,节流阀、低温分离器、混合器、脱乙烷塔、脱丁烷塔和泵。其中膨胀机、脱乙烷塔和脱丁烷塔是关键装置,其中膨胀机的制冷程度以及两塔能否正常的操作对最终产品的质量和收率都有很大的影响。制冷温度越低,液化气的质量和收率都越高。具体的工艺流程如图2.1所示:图2.1轻烃回收液化气流程图从辽河油田的文献中查得原料气组成中不含水蒸气,可能是测量方法中没有明确规定所造成的。将原料气与循环水混合,进入进料预分离器中将水分出,含有饱和水蒸气的原料气进入一级压缩机加压至500kPa,再进入一级空冷冷却至50℃进入二级压缩机加压至kPa,再进入一级空冷冷却至60℃再与冷箱的冷源出料换热到50℃,进入一级气液分离器,分出液态水,再进入一级水冷器降温到30℃,进入二级水冷器后,物料进入分子筛干燥器脱水,之因此在脱水器前面加两个气液分离塔,是为了降低分子筛干燥器的负荷,使脱水的效果更好,减少设备的尺寸,使流程更加合理。物料进入三级压缩机加压到4000kPa。再与脱乙烷塔塔底出料换热,将塔底出料换到90℃,再经空冷器换热到40℃,在与进料与分离器的冷水换热,将冷水换到35℃,再进入二级冷水器换热到30℃,进入冷箱与二级低温分离器塔顶气相换热到-32℃后,进入一级低温分离器,液相部分经节流阀降压到700kPa,与脱乙烷塔顶气压相同。在深冷分离中,由于一级低温分离器分出的液体具有很高的压力,与塔的压差较大,因此考虑到利用节流阀来回收这部分能量,而且利用节流制冷获得一定的温降,提高液化气回收率。另外气相部分进入膨胀机降压到700kPa。物料进入二级低温分离器,二级低温分离器的气相中中甲烷和乙烷的摩尔百分比约90%,且质量分数占进料的80%左右,将二级低温分离器的气相分离去到冷箱换热,这样即能够降低脱乙烷塔的进料量,减少塔的负荷,塔径,塔高与塔板数,又能够降低塔的能耗,降低流程的能耗问题[14]。二级低温分离液相进入脱乙烷塔,脱乙烷塔塔顶出料与脱丁烷塔塔底出料换热,再与二级低温分离气相混成出料作为外输天然气。脱乙烷塔塔底出料经换热到90℃,进入脱丁烷塔,脱丁烷塔塔顶出液化气,塔底出料经换热,空冷后到30℃去催化重整车间。2.3关键设备工艺参数的确定表2.2天然气组成的物理性质如下所示:组成沸点/℃甲烷-161.5乙烷-88.6丙烷-42.1丁烷-0.5伴生气回收液化气工艺的关键参数就是原料气经冷箱冷却后温度和脱乙烷塔、脱丁烷塔的参数。原料气经冷箱冷却后温度越低,那么膨胀后的温度越低,回收液化气的量就越多[15]。对于回收液化气的深冷装置,一般要求装置的丙烷回收率在60%~90%之间。当收率超出此范围时,能耗就会快速增加。因此在工艺设计中,要在保证产品质量和收率的前提下,要考虑节约装置的成本和运行的成本,从而获得最大的经济效益。2.3.1三级压缩压力的确定根据气体外输的气压要求和膨胀机的高效膨胀运行区域,经查阅相关文献[16],确定原料气进入脱乙烷塔的压力为700kPa左右,三级压缩后的气体压力为4000kPa。2.3.2确定物料经冷箱冷却后的温度当物料经冷箱冷却后的温度为-35℃时,流程不能运行,冷箱发生故障。表2.3的数据中所需要的总能耗不包括脱乙烷塔和脱丁烷塔的塔底再沸器。脱乙烷塔的塔底再沸器可用一级压缩后的原料气加热。在126.7℃时,原料焓值为-7.621×104kJ/kgmol,当温度为100℃时,原料焓值为-7.745×104kJ/kgmol,已知原料量为1877kgmol/h,因此当原料降温从126.7℃到100℃时,焓变为2.33×106kJ/h,而脱甲烷塔塔底再沸器所需能量为2.186×106kJ/h,这是完全可行的。因为实际生产中温度会有2℃左右波动,根据表2.3确定物料经冷箱冷却后的温度为-32℃表2.3改变原料经冷箱冷却温度后产品的相关数据经冷箱冷却后的温度/℃流程需要的能耗/(107kJ/h)液化气的产量/(kg/h)液化气中乙烷摩尔分率/%-203.43539510.42-223.43440380.42-243.43241220.42-263.43042000.42-283.47242740.42-303.42443430.43-323.42244060.43-343.41844640.432.3.3脱乙烷塔参数的确定查阅相关文献,假设脱乙烷塔的理论板数为16块(不含再沸器)。由于脱乙烷塔的塔底出料会成为脱丁烷塔的进料,其中乙烷完全跑进液化气中,液化气的要求是乙烷的体积比小于2%。①确定脱乙烷塔塔板数与进料位置根据脱乙烷塔的生产工艺流程来看,脱乙烷塔并非是严格意义上的分馏塔,应该是接近于闪蒸塔,而对于闪蒸塔而言其上段进料位置又不尽合理,因为上段进料位置距离塔顶出口太近,上段进料因在塔内没有足够的停留时间进行闪蒸,塔顶气体便夹带着重组分从塔顶跑掉。保证物料经冷箱冷却后的温度为-32℃,脱乙烷塔16块板,一级低温分离液相进第9块板,脱丁烷塔进料为60℃,塔有10块塔板,进料在第三块塔板,回流比为1,脱乙烷塔设定塔顶乙烷含量占乙烷总含量的96%不变,改变脱乙烷塔塔板数与进料位置,数据如表2.4所示:表2.4不同塔板数、进料位置的液化气的质量(kg/h)进料位置塔板数/块第2块板第3块板第4块板第5块板第6块板8246.1228.0222.2223.7240.69241.1221.3213.4210.8212.310239.0218.7210.2206.5205.311238.4217.9208.7204.6203.212237.9217.5207.9204.0202.613237.7217.3207.5203.9202.216237.7217.0207.0203.8202.0从上面数据能够看出,段进料位置距离塔顶出口太近,上段进料因在塔内没有足够的停留时间进行闪蒸,塔顶气体便夹带着重组分从塔顶跑掉。且当进料位置偏下时,塔顶的液化气损失会增大,因为塔从上往下的温度会增大,导致进料中重组分吸热变成气体,相当于进料气相分率增大。塔板数越多,脱乙烷塔塔顶液化气损失就会越少。脱乙烷塔选塔板为11块(不包括再沸器),一级低温分离液相从第五块塔板进料。确定塔顶乙烷占整个乙烷含量的百分比在表2.3和表2.4所得结论数据下运行hysys模拟流程,改变塔顶乙烷占整个乙烷含量的百分比,得到表2.5数据:表2.5塔顶乙烷占整个乙烷含量的百分比与塔底的能耗的关系塔顶乙烷占整个乙烷含量的百分比/%液化气中乙烷的摩尔百分比/%脱乙烷塔塔底的能耗/kW952564961.6568971.2572980.8575.4990.4580由表2.5数据可知,塔顶中乙烷的含量与塔底再沸器的能耗有密切联系,当要求塔顶中乙烷含量越高时塔底再沸器得温度就越高,所需能耗就越高。因此选塔顶乙烷占整个乙烷含量的百分比为96%。工艺流程设计为保证LPG产品质量提高了脱乙烷塔塔底的操作温度,以减少脱丁烷塔进料中乙烷的含量,而脱乙烷塔操作温度升高使塔顶产品中C3、C4的量增加。2.4相关产品产率及回收率本流程在现有参数条件下,运行hysys流程模拟,结果得到相关液化气产品的产量、产率及回收率数据,如表2.6、表2.7所示。表2.6相关产品的C3、C4的含量(kg/h)产品C3、C4的量原料气4829.05干气中540.01液化气4267.61轻油中21.43液化气的产率=4267.61÷4829=87.83%表2.7相关产品的丙烷含量(kg/h)物料质量原料气中丙烷含量2647.5液化气中丙烷含量2144.2丙烷回收率=2144.2÷2647.5=81.00%

第3章工艺装置主要设备的选型需要选型的设备包括:压缩机、空冷器、换热器、气液分离器、膨胀机、泵、脱乙烷塔和脱丁烷塔。3.1压缩机石油化工和炼油生产中所用的压缩机主要有离心式和往复式两大类。3.1.1离心式压缩机离心压缩机又称透平压缩机,离心压缩机的特点是转速高(一般在5000r/min以上)、级数多(最多可达10级以上),因此能产生高达1MPa以上的出口压力。由于压缩比较高,离心压缩机常分为几段,段中间油冷却器,一面气体温度过高。3.1.2往复压缩机往复式压缩机主要部件有活塞、气缸及排除活门和吸入活门。因为气体易于压缩且密度较小,因此往复式压缩机的排除活门和吸入活门轻便灵活,易于启闭。如果往复式压缩机的压缩比较大,气体温度会急剧上升,此时需安装冷却装置,以降低气体温度。为防止活塞杆经受热膨胀后会与汽缸盖发生碰撞,活塞行程的终点与气缸端盖之间必须留有一定的容积。当往复式压缩机的压缩比太大时,压缩机的动力损耗会显著增加,排出气体的温度太高,有可能导致润滑油变质和机器损坏等,因此当生产上要求气体的压缩比大于8时,应采用多级压缩。离心压缩机和往复压缩机的优缺点如表3.1所示。表3.1离心压缩机和往复压缩机的优缺点设备优点缺点离心压缩机体积小、重量轻,运转平稳、操作可靠、流量大而均匀、调节性能好、维修方便、压缩气体与润滑油不接触、投资少、操作费用低制造精度要求高;不易加工;当流量偏离额定时效率较低往复压缩机使用压力范围广(包括低、中、高、超高压)、效率高、适应性较强、结构复杂易损件较多;维修麻烦;不适用于排气量较大的情况;会使气体带润滑油根据hysys软件提供的压缩机操作参数如表3.2所示。表3.2压缩机的操作参数表设备标准状态气量/(m3/min)出口压力/MPa功率/kW一级压缩机703.50.52604二级压缩机70223023三级压缩机95241706根据表3.2的数据可知一级压缩排气量太大,只能用离心压缩机。查离心式压缩机型号表,结果如表3.3所示:表3.3压缩机的型号规格表型号标准状态气量/(m3/min)吸气压力/MPa出口压力/MPa轴功率/kWH710-6.0/0.877100.0870.6029303.2换热器换热器按照用途区分,有加热器、冷却器、冷凝器和再沸器。按照冷、热流体的接触方式基本可分为间壁式、直接混合式及蓄热式等三种。在化工原理上册25页表1.3查得经验数据:高压气体的流速范围在15~25m/s;在0.3MPa左右,水的流速范围在1~1.5m/s左右。换热平衡是指一个换热设备中冷热流体之间的热量得失平衡,有时还需考虑传热过程中热损失。一般情况,热损耗小于5%。于保温良好的设备,热损耗约在2%。在设计中也能够不考虑热损失。3.2.1换热器的选型计算热负荷的计算热介质的热负荷:(3.1)冷介质的热负荷:(3.2)式中, Q1、Q2——热负荷,单位W;Wh,Wc——为热、冷介质的质量流量,单位kg/s;Cph,Cpc——为热、冷介质的比热,单位J/(kg.℃)。按逆流计算平均温度差(3.3)(3.4)由R,P查参化工原理上册271页图6-8得换热器的温差修正系数ψ;则平均温差为(3.5)选换热器假设查化工原理278页表6-7估计总传热系数K,则换热器的换热面积为:(3.6)确定何种流体走壳程或管程,根据换热面积A,初选换热器型号。计算流体在所选换热器中壳程或管程的对流传热系数α1、α2,在化工原理上册390页查天然气的污垢热阻经验数据为1.7191×10-4m2℃W-1。计算实际的总传热系数K和实际所需传热面积A:(3.7)其中,、——管内外的对流传热系数,单位Wm-2℃-1;——管壁导热系数,单位Wm-1℃-1;——厚度,单位m;、——管的内外直径,单位m。3.2.1空冷器从hysys模拟上可查到各个空冷器所需的空气流量,如表3.4所示:表3.4空冷器所需的空气流量设备换热量/(106kJ/h)温差/℃初选总传热系数/(W.m-2℃-1)传热面积/m2一级空冷器44030926二级空冷器850302315三级空冷器5.1533301445四级空冷器0.61030555.6hysys模拟自定义夏天的环境温度为25℃,查得空冷器型号如表3.5所示:表3.5空冷器的型号设备数目型号一级空冷器二级空冷器三级空冷器四级空冷器3.2.2水冷器设计选用管壳式换热器中的固定管板式换热器。水冷器的部分数据如表3.6所示:表3.6原料气在一级和二级水冷器出的流量设备进料温度/℃出料温度/℃进料流量/(m3/s)一级水冷器50300.678二级水冷器38300.303初选两处水冷器的气体流速为20m/s,估算它们的管径分别为20mm,13.9mm。因此一级水冷器用换热管Φ25mm×2mm,此时气速为17m/s;二级水冷器用换热管Φ19mm×2mm,气速为17m/s。天然气污垢热阻经验数据为1.7197×10-4m2℃/W。初选一级与二级水冷器总传热系数都为200W.m-2℃-1。冷水温度都从20℃上升到25℃。计算结果如表3.7所示:表3.7水冷器的基本数据以及选型设备换热面积/(m2)初选换热器型号实际的总传热系数/(W.m-2℃-1)实际所需换热面积/(m2)一级水冷器290AES-600-19-86.9-240-4170312二级水冷器127AET-800-40-138-158-11901233.2.3换热器根据经验数据初选原料气流速20m/s,液体油流速为2m/s,水的流速为1m/s,换热器部分数据如表3.8所示:表3.8换热器的基本数据设备热进料流量/(m3/s)选管径/mm冷进料流量/(m3/s)初选总传热系数/(W.m-2℃-1)温差/℃一级换热器0.67825×21.652020.4二级换热器0.419×20.1520058.0三级换热器0.319×20.000420013.4四级换热器0.00119×20.0720089根据表3.8的换热器数据,查换热器的型号,如表3.9所示:表3.9换热器选型设备初选换热器一级换热器AES-1100-3-389.6-1895-6二台串联二级换热器AES-1000-5-311.0-1894-6二台串联三级换热器BES-450-31.7-16.7-315.8-4四级换热器AES-325-1-9.1-631-13.2.4再沸器本设计选卧式热虹吸再沸器,加热管成棱形排列,直径为Φ25mm×2mm,脱乙烷塔与脱丁烷塔的再沸器部分数据如表3.10所示:表3.10再沸器的基本数据以及选型塔的再沸器交换热量/kW初选总传热系数/(W.m-2℃-1)温差/℃传热面积/m2脱乙烷塔56920082.735.4脱丁烷塔60820039.677根据表3.10的数据,查再沸器的型号如表3.11所示:表3.11再沸器的型号塔的再沸器选换热器实际总传热系数/(W.m-2℃-1)实际传热面积/m2脱乙烷塔FLB500-30-25-224328.3脱丁烷塔FLB600-95-19-418682.63.3气液分离器一级与二级低温分离器的部分数据如表3.12所示:表3.12低温分离器数据设备名称标准状况下进气量/(m3/min)进液量/(m3/min)一级气液分离器674.90二级气液分离器6640一级低温分离器519.10.172二级低温分离器579.50.0752本设计选择重力沉降型的分离器。重力沉降的原理简述:由于气体与液体的密度不同,液体在与气体一起流动时,液体会受到重力的作用,产生一个向下的速度,而气体依然朝着原来的方向流动,也就是说液体与气体在重力场中有分离的倾向,向下的液体附着在壁面上汇集在一起经过排放管排出。重力沉降的优缺点如表3.13所示:表3.13重力沉降的优缺点设备优点缺点重力沉降分离器设计简单、设备制作简单、阻力小分离效率最低、设备体积庞大、占用空间多根据表3.12的数据,查分离器的型号,如表3.14所示:F表3.14分离器的选型设备名称选型一级气液分离器ZCQF700/1二级气液分离器ZCQF700/1一级低温分离器ZCQF600/1二级低温分离器ZCQF600/13.4膨胀机膨胀机是深冷装置的核心装备,它直接关系到制冷的最低温度和C3收率。天然气膨胀机用透平膨胀机。透平式膨胀机是用于低温调解下的气体透平机,其作用主要是为获得冷量,而不是功,与活塞式膨胀机相比,具有流量大、结构简单、体积小、效率高、耐高压、适应性强、连续运行周期长、等熵效率高等较多优点,膨胀机等熵效率可达85%,对处理量大的装置优势明显。本设计的膨胀机部分数据如表3.15所示:表3.15膨胀机的数据设备名称进口压力/kPa出口压力/kPa标准状态进气量/(m3/min)膨胀机3900700514.7本设计选卧式膨胀机,因此膨胀机的型号为PLPT-514.7/39×7。3.5塔当前石油、化工工程中使用的分馏塔根据分离元件分类有两种形式,即填料塔和板式塔。板式塔以塔板作为气液传质的基本构件,而填料塔属微分接触的气液传质设备,基本的传质元件是填料。板式塔与填料塔的优缺点比较如表3.16所示。考虑到本工程的特点,为较好地适应各种操作工况,脱乙烷塔、脱丁烷塔都采用板式塔中的浮阀塔。浮阀塔是20世纪50年代开发的一种新塔型,其特点是在筛板塔基础上,在每个筛孔除安装一个可上下移动的阀片。当筛孔气速高时,阀片被顶起上升,空速低时,阀片因自身重而下降。阀片升降位置随气流量大小自动调节,从而使进入夜层的气速基本稳定。又因气体在阀片下侧水平方向进入液层,既减少液沫夹带量,又延长气液接触时间,故收到很好的传质效果。3.16板式塔与填料塔的比较项目塔型板式塔填料塔压力降压力降一般比填料塔大压力降小,较适用于减压系统以满足控制塔内较小压降的要求材质要求一般用金属材料制作可用非金属耐腐蚀材料安装维修较容易较困难造价以单位塔板面积计算的造价随塔径增大而减少与其体积成正比出料能够侧线出料不能侧线出料原料可处理有悬浮物的液体原料可处理有腐蚀、易发泡物料塔效率效率较稳定,大塔板效率比小塔板有所提高塔径1.5m以下效率高,塔径增大效率常会下降液气比较小的液体流量对液体喷淋量有一定要求塔的高度计算根据公式:(3.8)其中:HT—塔板之间的间距,单位m;H顶—塔顶空间高度,单位m;H底—进料空间高度,单位m;H进—塔底空间高度,单位m。根据经验数据,塔顶空间高度在1.2~1.5m之间;进料空间高度在1.0~1.2m之间,塔底空间高度1.5~3m之间。3.5.1脱乙烷塔根据hysys流程模拟,查的脱乙烷塔的塔盘和塔的部分数据如表3.17所示。表3.17脱乙烷塔的数据名称数据塔盘浮阀塔板塔径/m0.7620塔盘间距/m0.6096筛孔面积/m20.02943塔盘堰高/mm50.8塔盘堰长/mm544.6浮阀数/个39塔高/m10注:选塔顶空间高度为1.5m,进料空间高度1.2m,塔底空间高度为3m,根据公式3.8,算的塔高11m。根据表3.17的数据,查<化工原理课程设计>142页附录10,脱乙烷塔塔盘规格如表3.18所示。表3.18脱乙烷塔塔盘规格表塔径/mm塔盘间距/mm堰长/mm堰宽/mm阀孔按三角形75×65mm排列出口堰高度/mm一层塔盘质量/kg施工图号浮阀数(个)开孔率(%)8006005291004610.95039F0807I3.5.2脱丁烷塔根据hysys流程模拟,查的脱丁烷塔的塔盘和塔的部分数据如表3.19所示。表3.19脱丁烷塔的数据名称数据塔盘浮阀塔板塔径/m0.9144塔盘间距/m0.6096筛孔面积/m20.0477塔盘堰高/mm50.88塔盘堰长/mm723.8浮阀数/个62塔高/m10.6注:根据经验数据,选塔顶空间高度为1.5m,进料空间高度1.2m,塔底空间高度为3m,根据公式,求的塔高10.6m。根据表3.19的数据,查得脱丁烷塔塔盘规格如表3.20所示:表3.20脱丁烷塔塔盘规格表塔径/mm塔盘间距/mm堰长/mm堰宽/mm阀孔按三角形75×65mm排列出口堰高度/mm一层塔盘质量/kg施工图号浮阀数(个)开孔率(%)1000600800200649.765052F1041I3.6泵由于本设计中泵用来输送不含固体颗粒的油类产品,因此要求泵的密封性要好,故选用机械密封装置,选油泵,泵的部分数据如表3.21所示:表3.21泵的基本数据设备流量/m3.h-1出料高度/m泵11.467.2根据表3.21的数据,查化工原理上册395页的摘录选AY型离心油泵性能如表3.22所示:表3.22泵的选型泵型号流量/m3.h-1扬程/m必须气蚀余量/m配带电动机型号功率/kW50AY6012.5702.9YB132S2-27.5参考文献[1]蒋洪,朱聪.伴生气轻烃回收工艺技术[J].油气田地面工程,,19(1):4-12.[2]王遇冬.天然气处理与加工工艺[M].北京:石油工业出版社,1999.[3]夏克勤,罗荣全.对中国天然气回收轻烃加工方案的探讨[J].石油与天然气化工,1998,17(1):31-40.[4]赵辰.LPG(液化石油气)石化深加工前景光明[Z].上海:东方证券股份有限公司,.[5]冯楚平.低温LPG的仓储[J].大众科技,,13(2):16-18.[6]王朝霞,王成敏,李东芳.浅论天然气轻烃回收工艺的选择[J].油气田地面工程,,21(3):57-58.[7]王修康.天然气深冷处理工艺的应用与分析[J].石油与天然气化工,,(32):200-203.[8]KnamSA.CryogenicexpanderimprovesC3+recorybyJulyCreekplantofEssoCanadaresource[J].HydrocProc,1985,64(5):75-76.[9]裴红.天然气轻烃回收C3收率与装置能耗[J].石油规划设计,,3(5):4～5.[10]李士富.油气处理工艺及计算[M].北京:中国石化出版社,.[11]王荧光.辽河油田100×104Nm3/d天然气轻烃回收装置的方案优化[J].石油工程建设,,36(2):8-11.[12]GB17820-1999,天然气国家标准[S].[13]GB9052.1-1998,油气田液化石油气[S].[14]陈福勇.提高轻烃回收装置液化石油气回收率的方案选择及其效果[J].齐鲁石油化工,,33(2):100～104.[15]苏欣,张琳,池翠薇,等.油田气冷凝分离法中压力和温度的确定[J].天然气与石油,,26(1)::12～15.[16]LimbDI,CzameckiBA.Relux–exchangeprocessliftspropanerecoveryatAussieSite[J].Oil&GasJ,1987,85(50):35-40.致谢首先诚挚地感谢张文慧教授对我的严格要求和悉心指导,导师循循善诱的教导给予我无尽的启迪,导师渊博的学识、非凡的气质、敬业的工作作风、独特的人格魅力,始终感染着我、激励着我,这些都将成为宝贵的财富让我享用终身。感谢高健保老师。高老师在毕业设计过程了我很多实质性的帮助,对我的流程设计提出很多宝贵的意见,高老师严谨的作风和平易近人的态度让我终身难忘,由衷地感谢高老师的指导和帮助。同时,非常感谢孟祥海教授,兰兴英老师给我们提供了617会议室,而且还配备了空调。非常感谢两位老师。感谢付建冶、赵珊与李志超同学,她们在我一筹莫展时帮我拓宽思路,走出困境。非常感谢她们。附录附录A流程中两塔的操作参数和其它关键设备参数的模拟结果分别如下表:表1塔的操作参数表设备名称操作压力/kPa操作温度/℃塔顶塔底进料塔顶塔底进料脱乙烷塔700720700/800-49.8136.49-92/-51.18脱丁烷塔70072078041.48124.060表2塔关键物流的摩尔流率(kgmole/h)设备名称摩尔流率塔顶塔底进料脱乙烷塔95.4110.8206.2脱丁烷塔88.3222.46110.8表3分离器的参数设备温度/℃压力/kPa一级气液分离器501960二级气液分离器301940一级低温分离器-323900二级低温分离器700-92表4压缩机参数设备压缩比功率/kW1级压缩机426042级压缩机4.1730232级压缩机2.61706表5节流阀的操作参数温降/℃压降/kPa19.183100

附录B表6流程中各个物流的组成汇总流号123456气相分率100111操作温/℃10.110.110.10126.750.0178.6操作压力/MPa125.0125.0125.00500.00480.0.0摩尔流率/(kmol/h)1877.10.081.81877.11877.01877.0质量流量/(kg/h)36795.70.01474.136795.736793.136793.1流号789101112气相分率10.997100.99531操作温度/℃60.050.0050.0050.0030.0030.00操作压力/MPa1980.01960.01960.01960.01940.01940.0摩尔流率/(kmol/h)1877.01877.01871.45.641871.41862.6质量流量/(kg/h)36793.136793.136691.5101.636691.536498.7续表6流号131415161718气相分率010111操作温度/℃30.0030.0020.00114.4299.2740.00操作压力/MPa1940.01523.42.294000.03980.03960.0摩尔流率/(kmol/h)8.731858.34.341858.31858.31858.3质量流率/(kg/h)192.7336420.578.2736420.536420.536420.5流号192021222324气相分率10.99750.927810.95821操作温度/℃38.130.0-32.0-32.0-92.0-92.0操作压力/MPa3940.03920.03900.03900.0700.0700.0摩尔流率/(kmol/h)1858.21858.21858.21724.11724.11652.1质量流率/(kg/h)36420.536420.536420.530669.530669.527969.1续表6流号252627282930气相分率111010操作温/℃25.942.9-49.836.440.036.5操作压力/MPa680.0660.0700.0720.0680.0800.0摩尔流率/(kmol/h)1652.11652.195.4110.896.86110.8质量流率/(kg/h)27969.027969.021716281.02215.56281.0流号31323334water原料气气相分率0.608200001操作温度/℃60.0124.135.0-32.02020.00操作压力/MPa780.0720.0105.03900.125125.0摩尔流率/(kmol/h)10.822.4681.83134.151001858.9质量流率/(kg/h)6281.01845.01474.15751.01801.536468.2续表6流号一级低温分离液相二级低温分离液相干气液化气轻油气相分率0.2928660110操作温度/℃-51.18-92.0042.6640.8930.00操作压力/MPa800.00700.00660.00700.00680.00摩尔流率/(kmol/h)134.1572.031748.88.3222.46质量流率/(kg/h)5750.992700.4430184.5944361845

附录C表7流程中各个物流的组成汇总(%)组成/流号123456Methane85.9712.17085.97185.97185.971Ethane5.42.0.920.005.435.435.43Propane3.202.250.003.203.203.20i-Butane0.851.670.000.850.850.85n-Butane1.153.320.001.151.151.15i-Pentane0.403.180.000.400.400.40n-Pentane0.343.750.000.340.340.34n-Hexane0.2911.780.000.290.290.29n-Heptane0.1825.760.000.180.180.18n-Octane0.0945.090.000.090.090.09n-Nonane0.000.000.000.000.000.00Nitrogen0.830.010.000.830.830.83CO20.310.020.000.310.310.31H2O0.970.08100.000.970.970.97续表7(%)组成/流号789101112Methane85.97185.97186.2300.0086.2386.63Ethane5.435.435.440.005.445.47Propane3.203.203.210.003.213.22i-Butane0.850.850.850.000.850.86n-Butane1.151.151.160.001.161.16i-Pentane0.400.400.400.000.400.40n-Pentane0.340.340.340.000.340.34n-Hexane0.290.290.290.000.290.29n-Heptane0.180.180.180.000.180.17n-Octane0.090.090.090.000.090.08n-Nonane0.000.000.000.000.000.00Nitrogen0.830.830.840.000.840.84CO20.310.310.310.000.310.31H2O0.970.970.67100.000.670.23续表7(%)组成/流号131415161718Methane0.5186.830.0086.8386.8386.83Ethane0.165.480.005.485.485.48Propane0.313.230.003.233.233.23i-Butane0.190.860.000.860.860.86n-Butane0.361.160.001.161.161.16i-Pentane0.290.400.000.400.400.40n-Pentane0.320.340.000.340.340.34n-Hexane0.800.290.000.290.290.29n-Heptane1.380.170.000.170.170.17n-Octane1.810.080.000.080.080.08n-Nonane0.000.000.000.000.000.00Nitrogen0.000.840.000.840.840.84CO20.010.310.000.310.310.31H2O93.850.00100.000.000.000.00续表7(%)组成/流号192021222324Methane86.8386.8386.8391.1691.1694.31Ethane5.485.485.484.974.974.00Propane3.233.233.231.961.960.43i-Butane0.860.860.860.300.300.01n-Butane1.161.161.160.300.300.01i-Pentane0.400.