萬方每天輕烴回收裝置工藝設(shè)計樣本

1、摘要輕烴又稱為天然氣凝液（NGL），在組成上覆蓋C2 - C6+，含有凝析油組分 （C廣C5）。輕烴回收是指天然氣中比甲烷或乙烷更重組分以液態(tài)形式回收過 程。輕烴回收目標(biāo)首先是為了控制天然氣烴露點以達(dá)成商品氣質(zhì)量指標(biāo)，避免氣 液兩相流動；其次，回收液烴有很大經(jīng)濟(jì)價值，可直接用作燃料或深入分離為乙 烷、丙烷、丁烷、或丙丁烷化合物（液化氣）、輕油等，也能夠用做化工原料。 另外，輕烴作為一個新型清潔能源，市場前景很可觀。所以，設(shè)計合理輕烴回收 裝置，在化工生產(chǎn)中含有很大必需性。本設(shè)計關(guān)鍵針對輕烴回收裝置進(jìn)行，依據(jù)原料氣組成及產(chǎn)品指標(biāo)，計算出合 理分離序列。經(jīng)過計算能夠得到脫乙烷塔和丙丁烷塔塔徑分別是

2、1.5m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。脫乙烷塔操作條件為 塔頂-31.75 OC，1.164MPa，塔底為40.52 OC，1.400MPa，丙丁烷塔操作條件為 29.58oc，0.910MPa，塔底為107.9。，0.930MPa。確定塔形式全部為浮閥塔，分 別對兩個塔各項參數(shù)進(jìn)行了設(shè)計，并對塔進(jìn)行了水力學(xué)校核，所得塔能很好達(dá)成 分離要求。關(guān)鍵詞：輕烴；分離；精餾；設(shè)計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目錄 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氣質(zhì)條件及生產(chǎn)要求1 HYPERLINK l bookmark23 o Current Document 1.2輕烴回收方法2 HYPERLINK l bookmark26 o Current Document 1.3輕烴回收裝置設(shè)計意義3 HYPERLINK l bookmark30 o Current Document 2工藝方案及步驟4 HYPERLINK l bookmark33 o Current Document 2.1工藝方案4 HYPERLINK l bookmark36 o Current

10、 Document 2.2裝置標(biāo)準(zhǔn)工藝步驟圖4 HYPERLINK l bookmark39 o Current Document 2.3生產(chǎn)步驟簡述4 HYPERLINK l bookmark42 o Current Document 3物料衡算53.1脫乙烷塔物料衡算5清楚分割5確定最小理論板數(shù)7最小回流比及實際回7確定實際板數(shù)及進(jìn)料位置7確定適宜進(jìn)料溫度83.2丙丁烷塔物料衡算8清楚分割8確定最小理論板數(shù)10最小回流比及實際回流比計算10確定適宜進(jìn)料溫度10 HYPERLINK l bookmark60 o Current Document 4能量衡算11 HYPERLINK l boo

11、kmark63 o Current Document 4.1脫乙烷塔能量衡算11D-104 熱負(fù)荷11D-105 熱負(fù)荷11 HYPERLINK l bookmark66 o Current Document 循環(huán)水用量12 HYPERLINK l bookmark71 o Current Document 4.2丙丁烷塔能量衡算12D-106 熱負(fù)荷12D-107 熱負(fù)荷13循環(huán)水用量144.3其它熱量衡算14熱負(fù)荷計算14 HYPERLINK l bookmark78 o Current Document 水循環(huán)計算14 HYPERLINK l bookmark81 o Current D

12、ocument 5設(shè)備工藝計算及選型15 HYPERLINK l bookmark84 o Current Document 5.1壓縮機(jī)工藝計算和選型15 HYPERLINK l bookmark87 o Current Document 5.2分子篩干燥器設(shè)計和計算15 HYPERLINK l bookmark90 o Current Document 5.3低溫分離器設(shè)計和計算16D-101設(shè)計和計算16D-102設(shè)計和計算18 HYPERLINK l bookmark95 o Current Document 5.4膨脹機(jī)設(shè)計和計算21 HYPERLINK l bookmark98 o

13、 Current Document 5.5精餾塔設(shè)計和選型21脫乙烷塔設(shè)計和選型21丙丁烷塔設(shè)計和選型27 HYPERLINK l bookmark136 o Current Document 5.6換熱器設(shè)計和選型345.7換熱器選型一覽表366原材料，動力消耗定額及消耗量37 HYPERLINK l bookmark140 o Current Document 6.1原材料37 HYPERLINK l bookmark143 o Current Document 6.2動力消耗37冷卻水及蒸汽用量37壓縮機(jī)及膨脹機(jī)功率37 HYPERLINK l bookmark146 o Current

14、 Document 7設(shè)計結(jié)果匯總398結(jié)論和提議438.1結(jié)論43 HYPERLINK l bookmark157 o Current Document 8.2提議43 HYPERLINK l bookmark160 o Current Document 謝辭44 HYPERLINK l bookmark163 o Current Document 參考文件451序言1.1氣質(zhì)條件及生產(chǎn)要求表1.1原料氣組成序號組成名稱摩爾組成，n%1C10.71922C20.11163C30.07974iC40.01895nC40.02716iC50.00357nC50.00638C +50.00529N

15、20.028010H 2 O0.0005總結(jié)1.0000原料氣處理量80 x 104 Nm3 / d，條件為 30oC,0.37MPa（絕）。處理量換算為流量則為1487.2kmol/h。設(shè)計條件及要求：設(shè)計條件：進(jìn)裝置原料天然氣壓力0.37MPa （絕）。進(jìn)裝置原料天然氣溫度30C。設(shè)計所要達(dá)成要求：回收天然氣中液烴，要求丙烷收率65%。外輸氣C1+C20.91o設(shè)計工藝步驟，工藝尺寸符合要求。1.2輕烴回收方法氣體過冷工藝(GSP)及液體過冷工藝(LSP)1： 1987年Ovaoff工程企業(yè)等提出 GSP及LSP是對單級膨脹機(jī)制冷工藝(ISS)和多級膨脹機(jī)制冷工藝(MTP)改善。美 國GP

16、M氣體公Goldsmith天然氣處理廠NGL回收裝置即在改造后采取了 GSP 法。該裝置在1976年建成，處理量為220 x104m3/d，原采取單級膨脹機(jī)制冷法， 1982年改建為兩級膨脹機(jī)制冷法，處理量為242x104m3/d，最高可達(dá) 310 x104m3/d，但其乙烷收率僅為70%。以后改用單級膨脹機(jī)制冷GSP法，乙烷收 率有了顯著提升，在1995年又深入改為兩級膨脹機(jī)制冷GSP法，設(shè)計處理量為 3 80 x104m3/d，乙烷收率(設(shè)計值)高達(dá)95%。直接換熱(DHX)法：DHX法是由加拿大埃索資源企業(yè)于1984年首先提出， 并在JudyCreek廠NGL回收裝置實踐后效果很好。該法

17、實質(zhì)是將脫乙烷塔回流罐 凝液經(jīng)過增壓、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C3+炷類，從而提升C3+收率。將常規(guī)膨脹機(jī)制冷法(ISS)裝置改造成DHX 法后，在不回收乙烷情況下，實踐證實在相同條件下C3+收率可由72%提升到95%，而改造投資卻較少。中國吐哈油田有一套由Linde企業(yè)設(shè)計并全套引進(jìn)NGL回收裝置，采取丙烷制冷和膨脹機(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120 x104m3/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)發(fā)展：混合冷劑制冷(MRC)法采取冷劑可依據(jù)冷凍溫度高

18、低 配制冷劑組分和組成，通常以乙烷、丙烷為主。當(dāng)壓力一定時，混合冷劑在一個 溫度范圍內(nèi)隨溫度逐步升高而逐步氣化，所以在換熱器中和待冷凍天然氣溫差很 小，故其 效率很高。當(dāng)原料氣和外輸干氣壓差甚小，或在原料氣較富情況下， 采取混合冷劑制冷法工藝更為有利。油吸收法發(fā)展：馬拉(Mehra)法是多年來發(fā)展一個油吸收法改善工藝，其實質(zhì)是 用其它物理溶劑(比如N-甲基毗咯烷酮)替換吸收油，吸收原料氣中C2+或C3+炷類后 采取閃蒸或汽提方法取得所需乙烷、丙烷等。馬拉法借助于所采取特定溶劑及不一 樣操作參數(shù)，可回收C2+、C3+、C4+或C5+等。比如，乙烷及丙烷收率可依市場需 要，分別為2%90%和2%1

19、00%。這種靈活性是只能取得寬餾分凝液透平膨脹機(jī) 所不能比擬。1.3輕烴回收裝置設(shè)計意義現(xiàn)在，中國乃至世界上部分發(fā)達(dá)國家所使用清潔燃料還是以天然氣，液化石油 氣和柴油為主。而天然氣和液化石油氣全部是很寶貴化工原料，深加工后附加值很 高，因沒有很好替換能源，只能將其作為一般燃料燒掉。在當(dāng)今世界能源供給日益 擔(dān)心情況下，將其作為一般燃料燒掉是資源浪費，中國提出落實開發(fā)和節(jié)省并重方 針，改善能源結(jié)構(gòu)和布局，依靠科學(xué)技術(shù)進(jìn)步，因地制宜開拓可替換氣源，以提升 城市現(xiàn)代化，發(fā)展經(jīng)濟(jì)，降低環(huán)境污染，提升城市品位，這是各級主管部門以后首 要任務(wù)。將輕炷作為燃料能夠處理中國石油資源短缺，步驟石油供需矛盾，加緊中

20、國能 源結(jié)構(gòu)調(diào)整，是經(jīng)濟(jì)社會可連續(xù)發(fā)展有效方法。伴隨中國經(jīng)濟(jì)建設(shè)快速發(fā)展和小城 鎮(zhèn)，新農(nóng)村建設(shè)步伐加緊，對潔凈能源需求將日益擴(kuò)大，這也為輕炷應(yīng)用提供了寬 廣市場，其間蘊藏著巨大商機(jī)，是二十一世紀(jì)最具投資價值能源項目。2工藝方案及步驟2.1工藝方案依據(jù)設(shè)計要求，擁有壓差而已利用，能夠采取膨脹機(jī)制冷法，依據(jù)回收要 求，對丙烷回收要求不高，所以，能夠采取內(nèi)冷法。利用本身降溫即能夠達(dá)成分 離要求。2.2裝置標(biāo)準(zhǔn)工藝步驟圖圖2.1裝置標(biāo)準(zhǔn)工藝步驟圖2.3生產(chǎn)步驟簡述原料氣自凈化廠來，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-102兩級壓縮送至分子篩干燥器G-101除去其中水分，經(jīng)

21、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深入 分離，氣相進(jìn)入干氣管道，D-101液相經(jīng)冷箱換熱后和D-102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C3和C4，塔底得到C;。3物料衡算簡捷計算關(guān)鍵步驟：假設(shè)滿足清楚分割，進(jìn)行初步物料衡算確定塔操作壓力及溫度確定七,七校核物料平衡確定R，N確定進(jìn)料位置實際板數(shù)3.1脫乙烷塔物料衡算清楚分割依據(jù)

22、化工分離過程計算方法，取重關(guān)鍵組分為丙烷，輕關(guān)鍵組分為乙 烷，假設(shè)塔頂丙烷含量不超出0.025，塔底乙烷含量不超出0.05，以100mol計 算，脫乙烷塔進(jìn)料溫度25。C,壓力1.5MPa，進(jìn)料流量為476.84kmol/龍，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)(25OC,1.5MPa)組分K值相對揮發(fā)度a摩爾分?jǐn)?shù)C110.5115.0360.369032C22.2173.170.231434C30.69901.000.221759i - C40.30580.43750.053484續(xù)表3.1：C 6+0.0268930.410.038543.50

23、50.0147530.004906N2對進(jìn)料組分進(jìn)行清楚分割計算，可得表3.2數(shù)據(jù)：表3.2脫乙烷塔清楚分割計算編號組分名稱摩爾組成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依據(jù)

24、F=D+W ,能夠得到塔頂流量D=283.763 kmol/h ,塔底流量為W=193.077kmol/h。結(jié)果如表 3.3：表3.3清楚分割計算結(jié)果編號組分名稱摩爾組成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最少理論板數(shù)計算皿211!8)!8!)最下理論板數(shù) N =2.02520.688 = 4

25、.240mlg3.17能夠計算得到：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。最小回流比及實際回流比計算依據(jù) Underwood 公式： 氣*是 =1 a. -0代入數(shù)據(jù)試差能夠計算出0 =1.295Rm = 1.1999,取實際回流比為最小回流比1.25 倍?？傻?R = 1.25 R = 1.25 x 1.1

26、999 = 1.5確定實際板數(shù)及進(jìn)料位置N = 0.43 故 N依據(jù)一= 空哭=0.5454 ; J = 15 = 0.6則能夠查圖得到R +1 2.1999R +1 2.5N = 0.43N = 9.39，設(shè)塔板效率為60%，則實際板數(shù)為N = 939 = 15.65 56塊。m門 0.6,、仕1.118(.3481(N ) = !冬空些= 1.066R mlg3.17精餾段理論板數(shù)為：L06%43 = 2.479，實際板數(shù)為2.47%60 = 4.12機(jī)5，故 進(jìn)8料位置在從上往下數(shù)第五塊板處。進(jìn)料溫度確實定在25。時，依據(jù)計算可得到Z K x = 1.00016，所以此時為泡點進(jìn)料。進(jìn)料

27、 溫度為25。3.2丙丁烷塔物料衡算清楚分割取重關(guān)鍵組分為i C5，輕關(guān)鍵組分為n - C4，假設(shè)塔頂i - 含量不超出 0.0034，塔底n - C4含量不超出0.0234，以100mol計算，丙丁烷塔進(jìn)料溫度 40。，壓力1.0依。，進(jìn)料流量為193.08 kmol/h，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)(40OC ,1.0MPa)組分K值相對揮發(fā)度a摩爾分?jǐn)?shù)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對進(jìn)料組分進(jìn)行清楚分割計算，可得表3.6數(shù)據(jù):表3.5丙丁烷塔清楚分割計算編號組分名稱摩爾組成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依據(jù)F=D+W，能夠得到塔頂流量D=176.926 kmol / h，塔底流量為W=16.173 kmol

29、/ h。計算結(jié)果如表3.6：表3.6清楚分割計算結(jié)果編號組分名稱摩爾組成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最少理論板數(shù)計算最少理論板數(shù)N =00285 03A = 6.088m lg 2.1307能夠計算得到七。=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。最小回流比及實際回流比計算依據(jù)Underwood公式:1 - q 和 。= R +1a -6 mi代入數(shù)據(jù)試差能夠計算出6 = 1.462，Rm = 0.8664，取實際回流比為最小回流比1.25 倍。可得 R = 1.25 R = 1.25 x 0.8664 = 1.083。確定實際板數(shù)及進(jìn)料位置= 土竺=0.5199則能夠查圖得到R +1 2.083依據(jù) = 08664 = 0.464 ；R +1 1.8664% = 0.56 故 N = N /0.56 = 10.87 ,設(shè)塔板效率為60% ,則實際板數(shù)為N 10.

31、87=18.11 19 塊。門 0.6/、p h.9635/（.466/1（N ） = !2144迅址=2.83R mlg2.1307精餾段理論板數(shù)為：2.830 56 = 5.05，實際板數(shù)為5.% 60 = 8.42機(jī)9，故進(jìn)料 置在從上往下數(shù)第九塊板處。進(jìn)料溫度確實定依據(jù)泡點計算得到在40。時， K x = 1.000035，所以此時為泡點進(jìn)料。故 進(jìn)料溫度為40。4能量衡算4.1脫乙烷塔能量衡算4.1.1 E-104 熱負(fù)荷由模擬得 H =3.514 x 104 kJ / koml，H=4.353 x 104 kJ / komlVLD體系選擇圖4.1：V圖4.1冷凝器負(fù)荷體系示意依據(jù)化

32、工原理（陳敏恒等）4能夠計算：塔頂冷凝器：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 熱負(fù)荷F = 476.84kmol/ h，H = 9.763 x 104 kJ / komlFW = 193.077kmol / h，H =1.337 x 105 kJ / komlW能量衡算范圍圖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，則QB =魅 + 1)DHV + WH - FHf - RDH0.95QB = 1.43 x 107 kJ /kmol, Q Q ,假設(shè)成立。循環(huán)水用量冷卻水用量取循環(huán)水上水溫度20 C，下水溫度為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。水蒸氣用量低壓蒸汽 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 熱負(fù)荷體系選擇圖4.3：圖4.3冷凝器負(fù)荷體系示意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 熱負(fù)荷依據(jù)計算能夠得到：F = 193.08kmol / h, H =-1.337 x 105 kJ / koml

35、FW = 16.173kmol / h , H =1.630 x 105 kJ / komlW能量衡算范圍圖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，則QB = Kr + 1)DHv + WHw FHf RDH D/0.95Qb = 1.744x 107kJ/kmol，Q Q ,假設(shè)成立。循環(huán)水用量（1）冷卻水用量取循環(huán)水上水溫度20 C,下水溫度為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)水蒸氣用量低壓蒸汽0.6MP“,158.7C 下，七=2091.1kJ/kgmB = Qb /七=1.744 x 107 /2091.1 = 8.34 x 103kg /h。4.3其它熱量衡算熱負(fù)荷計算由計算可得到：E-101 熱負(fù)荷 Q1 = 6.101 x 106 kJ / h，E-102 熱負(fù)荷 Q2 = 7.301 x 106kJ / h，E-103 熱負(fù)荷 Q3 = 6.342 x 106 kJ / h。水循環(huán)計算E-101

37、冷卻水計算：m = QJ CpAt = 6.101 x 106 /(4.174 x 20) = 7.31 x 104kg / h，E-102冷卻水計算：m = Q2 / CpAt = 7.301 x 106 /(4.174 x 20) = 8.75 x 104 kg / h，E-103水蒸氣計算：mB = QJ 七=6.342 x 106/2091.1 = 3.03 x 103 kg / h。5設(shè)備工藝計算和選型5.1壓縮機(jī)工藝計算和選型依據(jù)天然氣輸送和處理手冊，選擇往復(fù)式壓縮機(jī)，有jp1Jk-1k -1I p1 J經(jīng)兩級壓縮，每級壓縮比為3，壓力由0.437MPa （表）升壓到4.257MP

38、a（表），壓降為 50kPa。1 25-1T = 303 x 3 1.25=111.8C，125W = 3.7 x 105 x 43.06 x 1.25 -15.2分子篩干燥器設(shè)計和計算1 25-13 1.25 1=2.49 x 104 kw。吸附床層直徑計算公式D = ： %V 60 v1g ,maxQ = 35163 m 3/hac代入數(shù)據(jù)得D =4 x 35163= 1.10m60 x 3.14 x 620采取4A型球形分子篩，有效濕容量：10水/100kg吸附劑，壓降為7.5kPa/m 時，查取氣體加工工程數(shù)據(jù)手冊6，得到分子篩最大許可空塔氣速 vg max = 620m/h，依據(jù)天然

39、氣加工工程7，能夠得到：4A型分子篩，干氣含水量通常為0.1g/m3,設(shè)吸附周期為8h，則含水量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。分子篩動態(tài)平衡相對濕容量為13.4kg/100kg吸附劑，堆密度p b = 660kg /m3,則吸附劑用量V=竺 = 100 x79.046424 = 0.894m3，DESxp13.4 x 660b吸附床層高度 h =二匕礪x .94 = 0.941m。T兀Q2 3.14 x 1.102詢

40、=0.941 x 7.5 = 7.06kPa 1，1L(z /K )= 7.90 1，說明進(jìn)料實際泡點溫度和露i = 1點溫度分別低于和高于要求閃蒸溫度，閃蒸問題成立。度。依據(jù)中閃蒸方程式:ii=0.1+ W (K -1)迭代方程:中(k+1)導(dǎo)數(shù)方程：(k) )_ 弋(K 1* z.dW.=1 1+ W(k)(K -1)-2=i經(jīng)迭代計算，當(dāng)初 W = 0.70015 , f (0.70015) = 0.00059，符合p-T-K圖正確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 = 隊i 1+ W (K 1)i計算所得x，y列于表5.2：表5.2 x，y值計算結(jié)果xi0.37208yi0.867860.207520.071230.221670.018900.086010.001870.011450.000100.020720.000120.017270.000030.004700.03798(2)低溫分離器尺寸設(shè)計天然氣相對密度A = 0.6，氣體流量為843936m3 / d ,溫度233.15K，壓力4.1MPa(絕)下，由天然氣集輸工程8可得 pA = 4.1 * 0.6 = 0.01055，查圖得k； = 0.2。T 233.15

42、由 d2 = 0.142x竺lxk； = 0.142x 2335蚣*嘗x0.2p J4.1解得 d = 1155.2mm。液體負(fù)荷約束:d 2h = 8.55 x 1051 Ql液體流量Q = 10544m 3 /h，L停留時間t廣3minh = 8.55 x 105 x t Qld28.55 x 105 x 3 x10544 60 = 337.77mm。1152.2則筒體長度L =ssh + d +10161501155.2 + 337.77 +10161500=2.51m。長徑比103 Lssd25101151.2=2.18則低溫分離器高度為 hT = h +100 +150 + 610

43、+ d +150 = 2.50m。依據(jù)經(jīng)驗，進(jìn)口速度取七=15m/s，出口速度取七=10m/s。操作條件下氣體流量= 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故入口半徑D=1=0.1166m = 116.6mm， Q 10.5=-0.160 i0.785v2_ 0.785 x 10 _出口半徑D =20.5=0.1428m = 142.8mm 。設(shè)計和計算（1）

44、低溫分離器計算在1.5MPa, -83.3。下，脫水后氣體組成及查3中P-T-K圖得到K值以下表5.3：表5.3原料性質(zhì)表（-83.3。，1.5MPa)組分K值摩爾分?jǐn)?shù)C12.7880.8912C20.12850.0576C30.013830.0098i - C40.0029910.0006n - C40.0015630.0016i - C50.00035480.00004n - C5-0.0000C 6+-0.0000N218.180.0391據(jù)計算切K z 1，切（z /K）1，說明進(jìn)料實際泡點溫度和露點溫度分別低i=1i =1于和高于要求閃蒸溫度，閃蒸問題成立。依據(jù)中閃蒸方程式:f (中

45、)”=0.+ 中(K -1)迭代方程:中（k+1）=中（k）df W（ k） 州導(dǎo)數(shù)方程:df C(k)_ 尸 G；T* Z 1娉 I 1 + (k)(K -1)-2_i經(jīng)迭代計算，當(dāng)初中=0.9703 f (0.9703) = 0.00028，符合p-T-K圖正確度。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計算所得x，y列于表5.4：表5.5 x，y計算結(jié)果xi0.3258330.3733090.2275

46、360.0184300.0513280.0013500.0000000.0000000.002215與0.9084690.0479890.0031480.0000550.0000800.0000000.0000000.000000.040259（2）低溫分離器尺寸設(shè)計:天然氣相對密度A = 0.6，氣體流量為590880 m 3 /d，pA 1.4 x 0.6 T _ 189.384=0.0044，查圖k; = 0.2。由 d 2 = 0.142 xtzqpx k; = 0.142 x僦384 x 0.98 x 590880 x 0.21.4溫度189.384K，壓力1.4MPa （絕）下，由

47、天然氣集輸工程8可得解得 d = 1491.52mm。液體負(fù)荷約束:d2h = 8.55 x 1051 Ql液體流量Q = 730.69m3 /h ,停留時間t = 1minh = 855x 105 x tg = 855 x105 x 1 x 730氣0 =、。1491.52h + d +1016 1491.52 + 42.124 +1016則筒體長度L = 2.55m。ss10001000103 L長徑比 rdM = 1.71。1491.52則低溫分離器高度為 hT = h +100 +150 + 610 + d +150 = 2.544m。依據(jù)經(jīng)驗，進(jìn)口速度取七=15m/s，出口速度取七=

48、10m/s，操作條件下氣體流量= 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。故入口半徑D1出口半徑D2=0.156m = 156mm，5.4膨脹機(jī)設(shè)計和計算等熵效率為n = 80%，進(jìn)口壓力4.2MPa，進(jìn)口溫度為-40。，出口壓力 1.5

49、MPa，出口 溫度為83.77。，功率 W=323kw。5.5精餾塔設(shè)計和選型脫乙烷塔設(shè)計和選型經(jīng)過模擬可得到物料在25。，1.5MPa下進(jìn)入乙烷塔中，氣相流率V = 1.86m 3 / s , sP = 20.387kg /m3 ,液相流率 p = 516.15kg /m3,表面張力 c = 9.2886mN/m。依據(jù)化工設(shè)計9塔徑計算：氣液動能參數(shù)計算：匕： 1.86516.15 = 0.0972，取板間距H = 0.6m ，板上液層高度Vpv0.017 20.387thL = 0.083m，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20mN/m時(c、0.2負(fù)荷系數(shù)C20 0.7，

50、能夠校正得到：C 命自j 0.046。最大許可氣速 u = C :Pl _ P,，= 0.046x :5165 20.387 1.514m/s。f pv20.387取安全系數(shù)為0.7，則適宜空塔氣速為：u 1.514 x 0.7 1.060m / s塔徑 D 匕 =； 1.495m，按標(biāo)準(zhǔn)塔徑尺寸圓整，取.0.785u，0.785 x 1.060D=1.5m；那么， TOC o 1-5 h z 冗冗實際塔截面積 A D 2 x 1.52 1.766m 2，t 44實際空塔氣速u = 匕上86 1.047m/s，A1.766安全系數(shù)三1047 0.692在0.60.8范圍內(nèi)，適宜。u f 1.5

51、14溢流裝置：選擇單流型降液管，不設(shè)進(jìn)口堰。降液管尺寸取溢流堰長lw = 0.7 D即1wD = 0.7，查囹弓型降液管結(jié)構(gòu)參數(shù)圖得：AA = 0.09，E = 0.15。ADt所以弓型降液管所占面積七=0.09 x 1.766 = 0.160m2,弓型降液管寬度吃=0.15x 1.5 = 0.225m ,液體在降液管停留時間0 =一f匚=5.647s 5s，適宜。L 0.017s2）溢流堰尺寸溢流堰長 l = 0.7 x 1.5 = 1.05m采取平直堰，堰上液層高度: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(yuǎn) = hL - h = 0.083 - 0.043 = 0.04m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）浮閥數(shù)及排列方法:1）初取閥孔動能因數(shù)F = 11,閥孔氣速為: 0F，.=11.= 2.43m / sVP .- v20.387每層塔板上浮閥個數(shù)N =里一=186三一=183（個）七兀 x 2.43 x 0.0392d 2 u4002）浮閥排列按所給定尺寸畫出塔板，并在塔板鼓泡區(qū)內(nèi)排列方法進(jìn)行試排，確定出

53、實際閥孔數(shù)。已知W = 0.225m，選擇無效邊緣區(qū)寬度W = 0.05m，破沫區(qū)寬度dcWs = 0.075m，依據(jù)鼓泡區(qū)面積計算公式: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。浮閥排列方法采取正三角形排列，取同一橫排空心距t = 75mm，則三角形高度為 t =a = = 0.081m。0.075N 0.075 x 183核實以下參數(shù)：閥孔氣速u0 =七成2n = 4 乂 技6x 0.0392

54、 x 183）= 2.45m/，-0動能因數(shù)F0 = 2.45x%,20.387 = 11.06，動能因數(shù)在913之間，適宜。塔板開孔率中= = N0 = 183 x= 0.142A. D J 1.4 ）（4）塔板流體力學(xué)驗算：1）塔板壓降hp = h + 氣 + h。干板阻力73一 1: 73一 1臨界氣速U =i82s： = 1825= 2.01m/ S V UOC1-825 P * 20.3870V因閥孔氣速U大于其臨界閥孔氣速U，故干板阻力為0OC=5.34 PVU22 gP L=5.34 x20.387 x 2.452x 9.81 x 516.15=0.06453m。b.板上充氣液層

55、阻力取充氣系數(shù)& = 0.56，0即氣=& 0hL = 0.56 x 0.083 = 0.0465m。c.液體表面張力造成阻力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。單板壓降詢p = hpp Lg = 0.1111 x 516.15 x 9.81 = 562.55Pa。2）降液管液泛校核為預(yù)防降液管液泛現(xiàn)象發(fā)生，要求控制降液管內(nèi)清液層高度% 板上液層高度前已選定h = 0.083m所以H d = 0.04963 + 0.083 + 0.

56、008 = 0.1406m取降液管中泡沫層相對密度4=0.5，前面已經(jīng)選定板間距H = 0.6m， Th = 0.04m，貝Q 4(Ht + Hw)= 0.5(0.6 + 0.04)= 0.32，可見 % 叫區(qū) + H )，符合預(yù)防降液管液泛要求。(1)液體在降液管內(nèi)停留時間應(yīng)該確保液體在降液管內(nèi)停留時間大于3s，才能使得液體所夾帶氣體放出。t = A4 = 060X爵=5.65 3s，可見，所夾帶氣體能夠放出。L 0.017 S(2)霧沫夾帶量校核pv一 +1.36L Zl泛點率F =二七KC&V ,，一一vF =0.78KC A板上液體流徑長度 Zl = D - 2Wd = 1.5 - 2

57、 x 0.225 = 1.05m板上液流面積Ab = A - 2Af = 1.776 - 2 x 0.160 = 1.446m20.387查化學(xué)工程手冊10泛點負(fù)荷因數(shù)Cf = 0.141，取物性系數(shù)K = 1.0，將上 面數(shù)據(jù)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對于大塔，為避免過量液沫夾帶，應(yīng)控制泛點率不超出80%。上兩式計算泛 點率全部在80

58、%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足七v0.1kg（液）（氣）要求。（3）嚴(yán)重漏液校核當(dāng)閥孔動能因數(shù)F 0低于5時將會發(fā)生嚴(yán)重漏液，前面已經(jīng)計算出F0= 11.06，可見，不會發(fā)生嚴(yán)重漏液。（4）塔板負(fù)荷性能圖1）氣體負(fù)荷下限線（漏液線）對于F型重閥，因動能因數(shù)F0 5時，會發(fā)生嚴(yán)重漏液，故取F0 = 5計算對應(yīng) 氣相流量（V）: s min（V ） =-d 2N- = 1（0.039）2 x 635 x 5= 0.840m 3 / ss min 4 0；p 4 5s，適宜。L 0.014s2）溢流堰尺寸溢流堰長 l = 0.7 x 1.8 = 1.26 mw采取平直堰，堰上液層高度: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(yuǎn) = h - h = 0.083 - 0.033 = 0.050m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浮閥數(shù)及排列方法：1）初取閥孔動能因數(shù)F0二11,閥孔氣速為:F(/，一 =11= 4.534m / s/P V .F.886每層塔板上浮閥個數(shù)N = -

60、= 128三 =237(個) 兀牌 兀 x 4.534 x 0.0392 d 2 u 4002）浮閥排列按所給定尺寸畫出塔板，并在塔板鼓泡區(qū)內(nèi)排列方法進(jìn)行試排，確定出實際已知Wd閥孔數(shù)。=0.27 m，選擇無效邊緣區(qū)寬度W = 0.05m，破沫區(qū)寬度 cWs = 0.075m，依據(jù)鼓泡區(qū)面積計算公式: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 )浮閥排列方法