30×104 m3d天然氣凝液回收裝置工程設計

1、30104 m3/d 天然氣凝液回收裝置工程設計說明書1. 概述概述1.1 設計任務及要求設計任務：本工程設計是完成油氣儲運工程專業(yè)課程學習之后，為使學生能對油氣儲運工程專業(yè)有一個更加系統(tǒng)、全面的了解，并綜合利用所學知識進行工程設計而開設的的實踐環(huán)節(jié)課。通過本課程的學習和訓練，使學生深入理解油氣儲運工程的基本理論和技術，掌握油氣儲運工程的設計思路及方法。設計的基本要求：工程設計應符合現代執(zhí)行的技術規(guī)范和技術標準。要求繪制的工藝流程圖和相關圖樣完整和規(guī)范。在工藝計算及設備選型時，確保理論依據充分，使用的圖表和公司正確，計算步驟簡明，計算結果正確、可靠。盡可能采用國內外油氣儲運工程的新技術、新工藝

2、和設備。1.2 設計原則 采用透平膨脹機法的前提條件是有自由壓力能供利用的場合，當具有一定壓力的天然氣流通過透平膨脹機時，其膨脹過程近似于等熵膨脹過程，發(fā)出膨脹功的同時，氣流的溫度將急劇下降，因此，氣流中的烴組分將被冷凝下來。按照一定的方式組合工藝流程，可以使產生的冷量得到合理利用，天然氣凝析液將充分回收，這就是透平膨脹機法加工天然氣的理論基礎。1.3 遵循的標準、規(guī)范1干氣：符合天然氣 （GB17820-1999）中的要求2液化石油氣：符合油田氣液化石油氣 （GB9052.1-1998）的要求3穩(wěn)定輕烴：符合穩(wěn)定輕烴 （GB9053-1998）中的要求 4氣液分離器的直徑按 GB 50350

3、-2005油氣集輸設計規(guī)范5脫乙烷塔直徑和高度的計算公式采用容器和液液混合器的工藝設計6冷凝器選型依據 GB 151-1999管殼式換熱器 、JB/T 4714-92浮頭式換熱器和冷凝器型式與基本參數7重沸器選型依據 GB 151-1999管殼式換熱器8加熱爐的設計計算方法依據 SY/T 0538-2004管式加熱爐規(guī)范 1.4 設計內容1.4.1 膨脹機制冷工藝研究內容本項目在完成了天然氣凝液回收工藝技術研究的基礎上，進一步研究了膨脹機制冷在天然氣凝液回收工程中的應用。根據給定的天然氣氣質工況和處理規(guī)模， 以 SY/T 0076-2003天然氣脫水設計規(guī)范 、SY/T 0077-2003 天

4、然氣凝液回收設計規(guī)范及其相關技術設計規(guī)范為依據，對 30104 m3/d 膨脹機制冷天然氣凝液回收工程進行了工藝流程設計、流程模擬、工藝參數研究和主要工藝設備設計計算。本應用工程完成了以下的研究內容：（1） 膨脹機制冷凝液回收工藝方案研究；（2） 工藝流程設計及流程模擬；（3） 工藝參數研究及優(yōu)選；（4） 主要工藝設備設計計算。1.4.2 氣質工況及處理規(guī)模氣體處理規(guī)模：30104 m3/d進站壓力：3.54.0 MPa進站溫度：2030 干氣外輸壓力：1.82.0 MPa天然氣氣質組成見表 7-1。表表 1-1 天然氣組成表（干基）天然氣組成表（干基）組分N2CO2C1C2C3iC4mol%

5、1.4390.12089.7165.8051.8270.245組分nC4iC5nC5C6C7mol%0.4610.1460.1400.06020.0408天然氣凝液回收裝置產品為石油液化氣、穩(wěn)定輕烴、商品天然氣，其產品質量符合國家質量指標。裝置的操作范圍為 80120%。1.4.1.4. 3 3 工藝方法選用工藝方法選用根據天然氣組成表 7-1，丙烷及丙烷以上組分含量為 2.92 mol%，該天然氣屬于貧氣。原料氣壓力為 3.54.0 MPa，干氣外輸壓力為 1.82.0 MPa，有壓差可利用，由于膨脹機制冷工藝具有流程簡單、能耗低、技術成熟等特點，膨脹機制冷是目前國內外天然氣凝液回收工藝中應

6、用最廣泛的回收工藝，因此該凝液回收裝置工藝首選膨脹機制冷工藝。應用軟件 HYSYS 2004，對工藝流程進行了模擬計算，丙烷收率達 80%以上，因此該制冷工藝選用膨脹機制冷是合理可行的。為了防止在天然氣凝液回收裝置中形成水合物，堵塞管道和設備，在工藝流程中必須選用合適的脫水工藝。經模擬計算，膨脹機出口溫度達-80 以下，所以必須控制天然氣水合物的形成溫度-80 以上，其脫水裝置必須滿足深度脫水，在目前天然氣脫水的主要方法有三甘醇脫水和分子篩脫水， 三甘醇脫水的露點降只能達到 50左右，而分子篩脫水能滿足該裝置脫水要求，因此裝置選用 4A 分子篩脫水工藝。1.5 主要技術經濟指標天然氣凝液回收裝

7、置主要生產干氣、液化石油氣和穩(wěn)定輕烴產品，各產品的質量標準均滿足國家相關標準規(guī)范的要求。裝置理論計算的 C3收率為 86.11%。干氣外輸壓力為 1.82.0 MPa，產品指標符合天然氣 （GB17820-1999）中一類天然氣的要求。液化石油氣符合油田氣液化石油氣 （GB9052.1-1998）的要求。穩(wěn)定輕烴符合穩(wěn)定輕烴 （GB9053-1998）中 1 號穩(wěn)定輕烴的要求。表表 1-2 干氣、液化石油氣、穩(wěn)定輕烴指標干氣、液化石油氣、穩(wěn)定輕烴指標項目干氣液化石油氣穩(wěn)定輕烴溫度，44.1044.8245.31壓力，kPa2033.721300300質量流量，kg/h14490978.2125

8、8.84標況下氣體體積，m3/h20270飽和蒸汽壓（37.8） ，kPa1114.89101.71分子量17.1647.8277.04流體密度，kg/m313.77485.64612.45低位熱值，MJ/m336.29氮氣0.0147960.0000000.000000二氧化碳0.0012340.0000010.000000甲烷0.9224540.0000010.000000乙烷0.0588410.0349290.000000丙烷0.0026090.6680010.000003異丁烷0.0000390.1022930.000687正丁烷0.0000270.1917260.017684異戊烷0

9、.0000010.0024770.362161正戊烷0.0000000.0005710.358372己烷0.0000000.0000000.155620庚烷0.0000000.0000000.105473摩爾組成水0.0000000.0000000.0000002. 天然氣凝液回收工藝流程天然氣凝液回收工藝流程2.1 工藝方案根據天然氣組成表 3-1，丙烷及丙烷以上組分含量為 2.92 mol%，該天然氣屬于貧氣。原料氣壓力為 3.54.0 MPa，干氣外輸壓力為 1.82.0 MPa，有壓差可利用，由于膨脹機制冷工藝具有流程簡單、能耗低、技術成熟等特點，膨脹機制冷是目前國內外天然氣凝液回收工

10、藝中應用最廣泛的回收工藝，因此該凝液回收裝置工藝首選膨脹機制冷工藝。應用軟件 HYSYS 2004，對工藝流程進行了模擬計算，丙烷收率達 80%以上，因此該制冷工藝選用膨脹機制冷是合理可行的。為了防止在天然氣凝液回收裝置中形成水合物，堵塞管道和設備，在工藝流程中必須選用合適的脫水工藝。經模擬計算，膨脹機出口溫度達-80 以下，所以必須控制天然氣水合物的形成溫度-80 以上，其脫水裝置必須滿足深度脫水， 在目前天然氣脫水的主要方法有三甘醇脫水和分子篩脫水， 三甘醇脫水的露點降只能達到 50左右，而分子篩脫水能滿足該裝置脫水要求，因此裝置選用 4A 分子篩脫水工藝。2.2 工藝流程2.2.1 工藝

11、流程簡述工藝流程簡述通過對多種工藝流程方案的優(yōu)化組合，在上述工藝參數研究及優(yōu)選基礎上，對全流程進行了模擬計算和優(yōu)化，確定了膨脹機制冷工藝流程，如圖 1-4 和圖1-5 所示。本裝置采用了膨脹機制冷工藝和分子篩脫水工藝，液烴分餾采用脫乙烷塔和脫丙丁烷塔。脫乙烷塔重沸器和脫丙丁烷塔重沸器熱源由水蒸汽提供，再生氣加熱爐采用燃氣管式加熱爐。天然氣處理裝置通過對原料氣進行脫水、制冷及分餾等處理單元，分離出液化石油氣和穩(wěn)定輕烴等高附加值組分。本次設計天然氣處理裝置采用分子篩脫水、膨脹機制冷工藝流程。具體流程描述如下：原料氣（3.5 MPa，30 ）進分子篩吸附器（X-301A/B）進行吸附脫水。原料氣自上

12、而下吸附，分子篩吸附器出口原料氣含水小于 1 ppm（V） 。分子篩出口原料氣經分子篩出口過濾器（F-301A/B）除去其中夾帶的分子篩粉塵和雜質后進制冷單元。分子篩干燥器采用兩塔操作流程，8 小時自動切換 1 次，原料氣切換到已再生完畢的分子篩 X-301B 進行吸附脫水，X-301A 經再生、冷吹完成再生過程。X-301B 吸附周期為 8 小時，再生加熱時間為 4 小時 30 分鐘，冷吹時間為 3 小時 12 分鐘，備用切換時間為 18 分鐘。分子篩再生過程為同壓再生。再生氣及冷吹氣引自膨脹壓縮機增壓端出口管線。再生氣經燃氣加熱爐（H-301）加熱至 275 ，從下部進入 X-301A/B

13、 對分子篩進行再生，分子篩出再生氣經再生氣冷卻器（E-307）冷卻至 45 ，進入再生氣分離器（D-303） ，分出游離水后作為生活及裝置用氣。分子篩脫水單元來原料氣（3.45 MPa，30 ）進入冷箱（E-301） ，與脫乙烷塔頂來氣和低溫分離器分出的凝液換冷至-60.9后進低溫分離器（D-302） 。D-302 分出的氣體經膨脹壓縮機組（K-301）膨脹端膨脹至 1.7 MPa、-87.7 ，進脫乙烷塔（T-301）上部，低溫分離器分出的低溫凝液節(jié)流降溫至 1.76 MPa、-75.0 進冷箱（E-301）復熱至 5進脫乙烷塔（T-301）中部。脫乙烷塔（T-301）頂氣相（1.7 MPa

14、，-81.6 ）經冷箱復熱至 1.67 MPa、25 作為干氣產品外輸，脫乙烷塔（T-301）底凝液經脫乙烷塔重沸器加熱至 67.5 后進脫丙丁烷塔（T-302）上部。制冷系統(tǒng)最低操作溫度為-87.7 ，CO2的冰點為-152 ，因此不會發(fā)生CO2凍堵現象。脫乙烷塔塔底來的輕烴（1.75 MPa，67.5 ）進脫丙丁烷塔（T-302） 。脫丙丁烷塔為全塔，脫丙丁烷塔塔底操作壓力為 1.35 MPa，塔底操作溫度 147.2 。脫丙丁烷塔頂氣相經脫丙丁烷塔塔頂液化氣冷凝器（E-304）冷凝至 44.8 后進脫丙丁烷塔塔頂回流罐（D-304） ，液體經脫丙丁烷塔塔頂回流泵（P-301）提升后，部分

15、回流入塔，部分作為液化石油氣產品去液化石油氣儲罐。脫丙丁烷塔塔底重沸器（E-303）出來的輕烴經穩(wěn)定輕烴冷卻器（E-305）冷至 45 ，節(jié)流至 0.3 MPa 后，進輕烴儲罐。2.2.2 工藝特點工藝特點 在工藝流程設計中，采用成熟可靠的工藝技術，提高工程開發(fā)水平和裝置的經濟效益。其工藝特點有以下幾點：（1）原料氣氣質較貧，有壓差可利用，本裝置采用膨脹機制冷工藝，工藝流程簡單，制冷效果好，回收率高。（2）工藝流程合理，充分利用國內成熟技術，所有塔器中均采用高效金屬規(guī)整填料，降低了塔高，節(jié)省了設備投資。（3）采用多股流板翅式換熱器，充分回收制冷設備提供的冷量以提高丙烷收率。（4）本裝置采用的膨

16、脹機凝液回收工藝具有能耗低、技術成熟、安全可靠、節(jié)省工程投資等優(yōu)點。2.3 物料表、流程圖物料表30104m3/d 膨脹機制冷天然氣凝液回收裝置物料平衡表膨脹機制冷天然氣凝液回收裝置物料平衡表30104m3/d 膨脹機制冷天然氣凝液回收裝置物料平衡表（續(xù)表）膨脹機制冷天然氣凝液回收裝置物料平衡表（續(xù)表）物料點123101112氣體分率11010.85841溫度（）30303030243.430壓力（kPa）350035003500350035003500摩爾流量(mole/h）558.2558.20.00005580.2000558.2質量流量(/h)1.011e+0041.011e+0040

17、.00001.011e+0043.6031.011e+004熱流量(kJ/h)-4.272e+007-4.272e+0070.0000-4.267e+007-4.817e+007-4.272e+007分子量18.1118.1118.0218.1118.0218.11流體密度(/m3)27.5127.51846.727.5119.6827.51分子量0.91400.91402.955e-0020.91400.9140粘度（cP)1.221e-0021.221e-0020.79721.218e-0021.221e-0020.01440.01440.00000.01440.00000.01440.0

18、0120.00120.00010.00120.00000.00120.89680.89680.00000.89720.00000.89680.05800.05800.00000.05810.00000.05800.01830.01830.00000.01830.00000.01830.00240.00240.00000.00240.00000.00240.00460.00460.00000.00460.00000.00460.00150.00150.00000.00150.00000.00150.00140.00140.00000.00140.00000.00140.00060.00060.0

19、0000.00060.00000.00060.00040.00040.00000.00040.00000.00040.00040.00040.99990.00001.00000.0004摩爾分數1.00001.00001.00001.00001.00001.0000物料點131415s6s7s8氣體分率1.00000.00001.00001.00000.00000.9385溫度（）3030203535-60.22壓力（kPa）35003500101.3345034503420摩爾流量(mole/h）558.20.00001.00005580.2000558.0質量流量(/h)1.011e+00

20、40.000018.111.011e+0043.6031.011e+004熱流量(kJ/h)-4.272e+0070.0000-7.644e+004-4.254e+007-5.684e+004-4.529e+007分子量18.1118.0218.1118.1118.0218.11流體密度(/m3)27.51846.70.755026.51100149.48分子量0.91402.955e-0020.99710.91992.424e-002粘度（cP)1.221e-0020.79721.1071e-0021.232e-0020.71850.01440.00000.01440.01440.00000

21、.01440.00120.00010.00120.00120.00000.00120.89680.00000.89590.89720.00000.89720.05800.00000.05800.05810.00000.05810.01830.00000.01820.01830.00000.01830.00240.00000.00240.00240.00000.00240.00460.00000.00460.00460.00000.00460.00150.00000.00150.00150.00000.00150.00140.00000.00140.00140.00000.00140.00060

22、.00000.00060.00060.00000.00060.00040.00000.00040.00040.00000.00040.00040.99990.00140.00001.00000.0000摩爾分數1.00001.00001.00001.00001.00001.000030104m3/d 膨脹機制冷天然氣凝液回收裝置物料平衡表（續(xù)表）膨脹機制冷天然氣凝液回收裝置物料平衡表（續(xù)表）物料點s9s10s11s12s13s14氣體分率0.93850.00001.00000.21100.70320.9673溫度（）-60.22-60.22-60.22-74.065.000-87.65壓力（k

23、Pa）342034203420176017301700摩爾流量(mole/h）558.034.33523.734.3334.33523.7質量流量(/h)1.011e+00411049001110411049001熱流量(kJ/h)-4.529e+007-3.813e+006-4.148e+007-3.813e+006-3.447e+006-4.188e+007分子量18.1132.1617.1932.1632.1617.19流體密度(/m3)49.48506.2844.55146.837.5023.69分子量0.12270.7454粘度（cP)0.12629.533e-0030.01440.

24、00170.01520.00170.00170.01520.00120.00190.00120.00190.00190.00120.89720.43850.92720.43850.43850.92720.05810.21690.04760.21690.21690.04760.01830.18030.00760.18030.18030.00760.00250.03030.00040.03030.03030.00040.00460.06640.00060.06640.06640.00060.00150.02280.00010.02280.02280.00010.00140.02210.00000.

25、02210.02210.00000.00060.00970.00000.00970.00970.00000.00040.00660.00000.00660.00660.00000.00000.00000.00000.00000.00000.0000摩爾分數1.00001.00001.00001.00001.00001.000030104m3/d 膨脹機制冷天然氣凝液回收裝置物料平衡表（續(xù)表）膨脹機制冷天然氣凝液回收裝置物料平衡表（續(xù)表）物料點s15s16s17s18s19s20氣體分率1.00000.00000.00000.00001.00001.0000溫度（）-82.0658.0042.3

26、9155.330.0050.37壓力（kPa）170017501500155016702055摩爾流量(mole/h）541.516.4614.292.162541.5541.5質量流量(/h)9275829.8663.3166.592759275熱流量(kJ/h)-4.529e+007-2.123e+006-1.765e+006-3.413e+005-4.057e+007-4.017e+007分子量17.1350.4246.4077.0217.1317.13流體密度(/m3)21.97482.1479.9468.611.7913.58分子量0.83416.648e-0025.529e-002

27、7.150e-0020.96230.9633粘度（cP)8.003e-0039.478e-0029.263e-0028.339e-0021.173e-0021.246e-0020.01480.00000.00000.00000.01480.01480.00120.00000.00000.00000.00120.00120.92440.00000.00000.00000.92440.92440.05690.09660.01120.00000.05690.05690.00260.53500.61600.00000.00260.00260.00000.08180.09400.00120.00000.

28、00000.00000.15540.17630.01770.00000.00000.00000.04950.00230.36150.00000.00000.00000.04750.00030.35890.00000.00000.00000.02040.00000.15530.00000.00000.00000.01380.00000.10530.00000.00000.00000.00000.00000.00000.00000.0000摩爾分數1.00001.00001.00001.00001.00001.0000工藝流程圖：2.3.1 工藝參數研究及流程模擬工藝參數研究及流程模擬（1） 膨脹

29、機制冷回收原理流程工藝流程是因原料氣氣源條件（氣量、壓力和組成） 、產品要求和建設環(huán)境等因素的不同而變化。工藝流程的合理與否是裝置達到較高的技術經濟效益的前提，因此，為獲得較低的運行成本、較少的建設投資、盡可能高的產品收率和產品質量，必須合理地設計工藝流程。根據現有原料氣工況條件和裝置生產的產品-石油液化氣和輕油，則組成工藝流程的基本單元是原料氣預分離、脫水、膨脹機制冷、低溫分離、液烴分餾。對于采用透平膨脹機制冷的工藝流程，將制冷、低溫分離、液烴分餾單元從整個流程中統(tǒng)一考慮，使其達到比較合適的膨脹比，并充分合理利用膨脹機產生的制冷量以取得盡可能低的制冷溫度，是流程設計的關鍵。根據天然氣氣質工況

30、和處理規(guī)模，對天然氣凝液回收工藝進行了設計，其膨脹機制冷天然氣凝液回收原理流程如圖 1-1 所示?；厥昭b置生產的產品為石油液化氣和輕油。圖中序號 113 代表流程中的主要物流點。原料氣經原料氣分離器 A1 分離其中的游離水、固體雜質等，進入分子篩吸附器 A2 脫水，原料氣脫水后進入換熱器 A3 冷卻后，進入低溫分離器 A4，分離器 A4 的氣相經渦輪膨脹機 A8 降壓降溫后，直接進入脫乙烷塔 A5 頂部，分離器的液相經節(jié)流閥 A13 降壓后，經換熱器 A3 復熱后進入脫乙烷塔 8 中部。從脫乙烷塔 8 頂部出來的低溫干氣經換熱器 A3，由膨脹機同軸壓縮機增壓成為干氣，該干氣的小部分作為分子篩干

31、燥器 A2 的再生氣，其余部分外輸。從脫乙烷塔 A5 底部出來的液烴靠壓差直接進入脫丙丁烷 A6 塔，塔頂產品為石油液化氣，塔底產品為穩(wěn)定輕烴。在進行模擬流程之前，將天然氣凝液回收裝置流程圖變換成信息流程圖，如圖 1-2 所示。系統(tǒng)信息流程圖 A 代表節(jié)點，S 代表流，圖中節(jié)點 A3A13 各節(jié)點代表的工藝設備與圖 1-1 相同，流 S1S13 的序號與工藝流程圖 1-1 中序號對應。采用序貫模塊法對流程進行模擬，在流程中有多股循環(huán)流股，序貫模塊法無法直接應用。因此根據信息流程圖 1-2 對流程進行分塊和切割，選定圖1-2 中物流 S2 的溫度（低溫分離器的溫度）為收斂變量，用直接迭代法對方程

32、進行求解。（2） 工藝參數研究及優(yōu)選對于采用透平膨脹機制冷的工藝流程，將制冷、低溫分離、液烴分餾單元從整個流程中統(tǒng)一考慮，使其達到比較合適的膨脹比，并充分合理利用膨脹機產生的制冷量以取得盡可能低的制冷溫度，是工藝參數研究和工藝模擬計算的關鍵。圖 1-1 膨脹機制冷的天然氣凝液回收原理流程A1原料氣分離品；A2脫水吸附器；A3換熱器；A4低溫分離器；A5脫乙烷塔；A6脫丙丁烷塔；A7膨脹機組壓縮端；A8膨脹機組膨脹端；A 9、A10再沸器；A 11冷凝器；A12回流罐；A13節(jié)流閥圖 1-2 50104 m3/d 膨脹機制冷凝液液回收系統(tǒng)信息圖如圖 1-1 所示，工藝流程的關鍵工藝參數是膨脹機出

33、口壓力、低溫分離器的溫度，低溫分離器的溫度主要取決于氣體組成和膨脹機出口壓力。確定膨脹機出口壓力值應滿足下工藝條件。滿足外輸干氣壓力大于 1.8 MPa；膨脹機膨脹比為 25；滿足脫丙丁烷塔冷凝器水冷的要求；脫乙烷塔塔底自流進入脫丙丁烷塔中部。根據以上工藝條件，優(yōu)選膨脹機出口壓力值，通過工藝模擬計算，計算結果見表 1-2。表中數據計算條件：原料氣通過原料氣分離器、脫水吸附器等設備的壓力降為 50 kPa，三股物流通過板翅式換熱器的壓力降為 30 kPa，膨脹機壓縮端的絕熱效率為 70%，不計板翅式換熱器的熱損失。表 1-2 中的丙烷回收率是指液化氣中丙烷含量與原料氣中丙烷含量之比。從表 1-2

34、 中可以看出，當膨脹機出口壓力為 1.61.8 MPa 時，低溫分離器的溫度為-58-66 ，膨脹機出口溫度達-83-95 ，其丙烷回收率為79%92%，表明對于給定的氣質條件和技術要求，膨脹機制冷效果較好，選用膨脹機制冷工藝回收天然氣凝液是合理的。通過對表 1-2 中的計算結果對比分析，結合國內天然氣凝液回收技術水平，認為膨脹機出口壓力、脫乙烷塔塔頂壓力控制在 1.6 MPa 以上，脫丙丁烷塔塔頂壓力控制在 1.3 MPa 以上是可行的。 根據工藝流程和選定的膨脹機出口條件，在滿足下列工藝的條件，進一步優(yōu)化以板翅式換熱器 A3 為中心的換熱網絡，盡可能降低低溫分離器的溫度，提高通過換熱器復熱

35、物流 6 的溫度，降低脫乙烷塔塔底重沸器的熱負荷。 冷流與熱流的換熱溫度比較接近； 對數平均溫差低于 15 ，不宜超過 20 ； 冷熱流的溫差不小于 5 的窄點。板翅式換熱器的熱端溫差取 5 ，原料氣經分子篩吸附器溫度升高 5 ，物流點 1 的溫度為 30 ，物流點 9 的溫度為 25 ，主要優(yōu)選低溫分離器液相經節(jié)流降壓降溫、板翅式換熱器復熱后物流點 6 的溫度，工藝計算的條件如下： 不計板翅式換熱器的熱損失； 膨脹機出口壓力為 1.7 MPa，等熵效率為 80%； 脫乙烷塔塔頂、脫丙丁烷塔塔頂的壓力分別為 1.7 MPa、1.3 MPa； 物流點 1 的溫度與物流點 9 的溫度差為 5 ；

36、液化氣和穩(wěn)定輕烴符合國家質量指標。應用 HYSYS 軟件對以板翅式換熱器為中心的換熱網絡進行工藝流程模擬計算，計算結果見表 1-3。從表 1-3 可以看出，提高物流點 6 溫度升高，物流點2 溫度（即低溫分離器溫度）也相應降低，有利于提高液化氣收率，降低脫乙烷塔重沸器的熱負荷。但如果將物流點 6 溫度升高至 15 ，冷熱物流的最小溫差為 1.524 ，其溫差較小，用板翅式換熱器難于實現。通過換熱網絡工藝計算和分析，控制冷熱物流的最小溫差為 5 時，計算方案 3 中各物流點較為滿意，表 7-2 中計算方案 3 中冷熱流通道的溫度與熱流量關系如圖 7-3 所示。物流點 6 溫度為 5 ，物流點 2

37、 溫度（即低溫分離器溫度）為-60.939 ，丙烷回收率達到 86%以上，其凝液回收裝置具有較高的經濟效益。本裝置生產液化氣和穩(wěn)定輕烴，設置脫乙烷塔和脫丙丁烷兩個分餾塔。脫乙烷塔為二股進料，第一股進料為膨脹機出口物流，進入脫乙烷塔塔頂，第二股進料為低溫分離器底部液相，經節(jié)流、復熱進入脫乙烷塔中部。脫乙烷塔的關鍵控制參數為脫乙烷塔底部產品流中乙烷含量。為使液化氣符合國家質量指標，控制脫乙烷塔底部產品流中乙烷含量為 3%。應用 HYSYS 軟件通用塔模型，脫乙烷塔工藝參數研究的主要內容如下： 理論塔板數； 第二股進料位置； 塔底溫度和熱負荷。表表 1-2 膨脹機出口壓力優(yōu)選表膨脹機出口壓力優(yōu)選表項

38、 目方案一方案二方案三壓力，MPa3.453.453.45物流 1溫度，303030等熵效率，%808080出口壓力，MPa1.61.71.8膨脹機出口溫度-94.76-87.71-82.76壓力，MPa3.423.423.42低溫分離器（物流 2）溫度，-65.919-60.94-57.55壓力，MPa1.631.731.83物流 6溫度，555壓力，MPa1.571.671.77物流 9溫度，252525壓力，MPa1.912.032.14外輸干氣（物流 20）溫度，44.0644.1043.35塔頂壓力，MPa1.61.71.8脫乙烷塔塔頂溫度，-85.38-81.61-78.12壓力，

39、MPa1.21.31.3脫丙丁烷塔冷凝器出口溫度，40.71344.8245.40丙烷回收率，%（質量）92.7386.1179.26表表 1-3 換熱網絡優(yōu)選計算方案換熱網絡優(yōu)選計算方案計算方案12345物流點 6 的溫度，-5.00.05.010.015.0物流點 2 的溫度，（低溫分離器溫度）-55.49-57.77-60.94-65.10-68.28物流點 5 的溫度，-68.22-71.17-75.73-80.75-84.91物流點 8 的溫度，-78.58-79.95-81.76-82.62-81.99物流點 7 的溫度，（膨脹機出口溫度）-82.78-84.84-87.99-91

40、.42-94.24脫乙烷塔重沸器熱負荷，kW132.71126.11116.27106.95100.83液化氣產量，kg/h919.45573.40605.10994.61978.93冷熱物流最小溫差，5553.881.42總對數平均溫差，109.3278.216.103.32熱夾點溫度，303030-17.22-19.66冷夾點溫度，252525-21.1-21.09板翅式換熱器特性參數熱負荷，kW1051.671091.941156.671233.061301.67脫丙丁烷塔是完全精餾塔，進料為脫乙烷塔底部液相，脫丙丁烷塔回流量與理論塔板數、冷凝器和重沸器熱負荷相互關聯(lián)。研究的主要內容如下

41、： 理論塔板數、進料位置； 適宜的回流量； 冷凝器和重沸器熱負荷。應用 HYSYS 軟件通用塔模型，對脫乙烷塔和脫丙丁烷塔進行多方案對比與分析，其優(yōu)選工藝參數計算結果見表 1-4。圖 1-3 冷熱流通道中溫度與熱流量關系圖表表 1-4 脫乙烷塔和脫丙丁烷塔計算結果脫乙烷塔和脫丙丁烷塔計算結果項 目脫乙烷塔脫丙丁烷塔塔頂產品壓力，MPa1.71.3塔頂產品溫度，-81.6144.82塔底產品壓力，MPa1.751.35塔底產品溫度，67.5147.25理論塔板數（不含冷凝器和再沸器）1620進料位置（由塔頂向下計）第一股：1；第二股：108回流比0.8940冷凝器熱負荷，kW169.19重沸器熱

42、負荷，k W117.15168.01（3） 工藝流程模擬通過工藝參數研究及優(yōu)選，確定了工藝流程中的關鍵參數，綜合考慮制冷工藝、液烴分餾、換熱網絡相互影響，應用 HYSYS 2004 軟件對凝液回收全流程進一步進行了模擬計算和參數優(yōu)選，工藝流程中主要物流點的計算結果見表1-5。 2.4 能耗流程中燃料氣主要用在再生氣加熱爐；冷卻水主要用在再生氣冷卻器、液化氣回流罐和輕油冷卻器；蒸汽主要用于加熱脫乙烷塔重沸器和脫丙丁烷塔重沸器，電主要是回流泵消耗。流程中蒸汽、電、燃料氣和冷卻水的消耗量見表 1-7。表表 1-7 主體工藝裝置能耗指標主體工藝裝置能耗指標序號項 目 量值1水液化氣冷凝器（E-304）

43、循環(huán)用水量，t/h29.1穩(wěn)定輕烴冷卻器（E-305）循環(huán)用水量，t/h3.4 再生氣冷卻器（E-307）循環(huán)用水量，t/h49.2總循環(huán)用水量，t/h81.72電回流泵耗電量，kWh3.03燃料氣再生氣加熱爐（H-301）耗氣量，m3/h89.68 4水蒸汽脫乙烷塔重沸器（E-302）蒸汽用量，kg/h203.4脫丙丁烷塔重沸器（E-303）蒸汽用量，kg/h291.8蒸汽用量，kg/h495.2Then how can we translate poems? According to Wangs understanding, the translation of poems is rela

44、ted to three aspects: A poems meaning, poetic art and language. （1）A poems meaning “Socio-cultural differences are formidable enough, but the matter is made much more complex when one realizes that meaning does not consist in the meaning of words only, but also in syntactical structures, speech rhythms, levels of style.” (Wang, 1991:93).（2）Poetic art According to Wang, “Blys point about the marvelous translation being