(北京)CHINA UNIVERSITY OF PETROLEUM畢 業 設 計100104 Nm3/d伴生氣輕烴回收液化氣工藝設計院系名稱： 化學工程學院 專業名稱： 化學工程與工藝 學生姓名： 郭小豐 學 號： 2008031317 指導教師： 張文慧 完成日期 2012 年 6 月 6 日 47 / 53100104Nm3/d伴生氣輕烴回收液化氣工藝設計 摘要遼河油田擬新建一套處理規模為100104 Nm3/d的輕烴回收液化氣裝置。通過模擬計算，分析了液化氣的收率與制冷溫度和總能耗之間的關系，確定了制冷溫度為-92，丙烷收率為81.00%，液化氣收率為87.83%的最優工藝參數。針對本工程特點，最終確定了雙低溫分離器和膨脹機制冷加節流膨脹制冷的同軸增壓的輕烴回收方案。該方案采用了冷箱系統，增強了流程裝置對組分波動的適應性，減少了冷劑裝置的投資，能量利用率高；采用雙低溫分離塔減少了脫乙烷塔的進料，從而減少了塔設備的投資；回收一級與二級壓縮后的原料氣的高焓值來加熱脫乙烷塔和脫丁烷塔的再沸器，節約1177.8 kW。關鍵詞：天然氣；輕烴回收裝置；方案設計Recovery of Liquefied Petroleum Gas From 1 millionm3 / d Natural GasAbstract Liaohe Oilfield plans to build an installation about light hydrocarbon recovery of liquefied petroleum gas which processes a scale of 1 million m3/d natural gas. The relationship between the yield of liquefied petroleum gas and refrigeration temperature and total energy consumption by simulation is analyzed to determine the optimal process parameters that the refrigeration temperature of -92 , propane yield of 81.00% and liquefied gas yield of 87.83%. Because of characteristics of this project, coaxial pressurized light hydrocarbon recovery program is ultimately determined that is with the pairs of low temperature separation column and the expansion plus throttle expansion cooling mechanism. The program uses a cold box system, so it enhances the adaptability of the process device to component fluctuations and efficiency of energy and reduces the cost of the refrigerant system. Adding dual low temperature separation machines can reduce the feed of off ethane tower, thereby reducing the cost of the tower equipment. Large energy of the recovery of the feed after compression can be used to heat off ethane tower and off butane tower re-boilers to save 1177.8 kW.Key words : natural gas；an installation about light hydrocarbon recovery；the conduction of the project目 錄第1章 前言11.1 油田伴生氣回收的目的11.2 天然氣輕烴回收的主要產品11.2.1干氣11.2.2液化氣21.2.3 輕油21.3 國內外LPG工藝技術概況21.3.1國內技術51.3.2國外技術6第2章 工藝流程設計72.1 遼河油田輕烴回收簡述72.1.1 輕烴回收液化氣設計背景72.1.2 原料組成72.1.3 主要產品及產品質量要求82.2 HYSYS流程模擬82.2.1 狀態方程82.2.2 工藝流程介紹92.3關鍵設備工藝參數的確定112.3.1 三級壓縮壓力的確定112.3.2 確定物料經冷箱冷卻后的溫度112.3.3 脫乙烷塔參數的確定122.4 相關產品產率及回收率14第3章 工藝裝置主要設備的選型153.1 壓縮機153.1.1 離心式壓縮機153.1.2 往復壓縮機153.2 換熱器163.2.1換熱器的選型計算173.2.1 空冷器183.2.2 水冷器193.2.3 換熱器203.2.4 再沸器203.3氣液分離器213.4 膨脹機223.5 塔223.5.1 脫乙烷塔243.5.2 脫丁烷塔243.6 泵25參考文獻27致謝29附錄30附錄 A30附錄 B32附錄 C36附錄 D43附件45附件 A 天然氣輕烴回收液化氣工藝流程P&ID圖45附件 B 文獻翻譯46附件 C 英文文獻46第1章 前言1.1 油田伴生氣回收的目的隨著石油資源的日漸枯竭和石油化學工業的快速發展，人們對石油資源的利用也越來越精細化。而在油田開發中，除了開采出大量原油，還附帶著豐富的油田伴生氣和凝析氣。天然氣進行輕烴回收過程，不但可降低天然氣的露點，還可以改良天然氣質量，避免腐蝕管道設備，還可避免天然氣在輸送的過程中因發生烴類凝結造成的管道阻塞1，還可以獲得廉價、高純度的化工原料，因此輕烴回收工藝對天然氣的經濟效益的提升具有十分重要的現實意義，它在化工生產過程中占據也越來越重要的位置2。1.2 天然氣輕烴回收的主要產品 天然氣輕烴回收的主要產品有高純度甲烷，高純度乙烷，合格的液化氣（主要是丙烷和丁烷），高純度丙烷，高純度丁烷，輕油（C5+），還有稀有氣體3。對于本工藝而言輕烴回收的產品為干氣，液化氣，輕油。1.2.1干氣油田伴生氣經過脫水、凈化和輕烴回收工藝即提取出液化氣和輕油之后，主要成分為甲烷的天然氣叫干氣。一般來說，天然氣中含90%以上甲烷的叫干氣，而甲烷低于90%，乙烷、丙烷等含量大于10%的叫濕氣。 1.2.2液化氣液化石油氣，英文簡稱LPG（Liquefied Petroleum Gas ），是石油天然氣產品之一，是由煉廠氣或油田伴生氣經過加壓、降溫、液化、分離等步驟得到的一種無色、揮發性氣體。由天然氣所得的液化氣的成分主要為丙烷和丁烷（含少量的乙烷和戊烷）。隨著石油化學行業的快速發展，液化石油氣作為一種基本化工原料和新型燃料，已經越來越受到人們的重視4。在化工方面，液化石油氣經過催化裂化可以分離得到乙烯、丙烯、丁烯等產品，可以用來生產合成塑料、合成橡膠、合成纖維及生產染料等產品5。液化石油氣用作燃料，由于其無煙塵、熱值高、操作使用方便等特點，已廣泛地進入人們的生活領域。此外，液化石油氣還可用來用于有色金屬冶煉、窯爐焙燒、作汽車燃料、居民生活燃用。 當前我國的經濟發展與能源緊缺矛盾仍顯突出，而液化石油氣的使用范圍越來越廣，使用量越來越大。因此，加強對液化石油氣的生產，提高天然氣的利用價值是非常有必要的。 1.2.3 輕油輕油可以作為石化原料，既可以去管式爐裂解制取乙烯、丙烯，還可以去催化重整制取苯，甲苯，二甲苯的重要原料。 1.3 國內外LPG工藝技術概況 回收天然氣中的烴類通常采用的工藝包括油吸收法、吸附法和冷凝法6。國內外近30多年已建成的輕烴回收裝置大多數是采用冷凝法。冷凝法回收輕烴工藝是根據原料氣中各組分沸點溫度不同原理，在不同的溫度下將較高沸點的組分分離出來從而達到輕烴回收的目的。冷凝法分離可分成淺冷分離和深冷分離兩大類型。通常最低溫度一般在-60 -40 左右為淺冷工藝；最低溫度一般在-100 左右為深冷工藝。當原料氣的量較小，其中C3+烴類含量較多，NGL回收裝置對丙烷的收率要求不高時，通常采用淺冷分離工藝。若只是為了控制天然氣烴露點，對烴類收率沒有特殊要求的露點控制裝置，一般也采用淺冷分離工藝。深冷工藝多用于大規模地回收高純度氣體，特點是耗能高，處理量大。冷凝回收工藝過程主要包括原料氣預處理、壓縮、降溫、脫水、制冷和冷凝液回收部分7。制冷、冷凝液回收是輕烴回收工藝的重要環節，這些環節對提高產品收率，合理利用能量，保證產品合格、降低能耗起著關鍵作用。脫水系統 脫水工藝有三甘醇脫水法、分子篩吸附脫水法、甲醇脫水法或乙二醇防凍法。其中吸附法脫水有較好的適應性，脫水后的氣體露點會降低。在深冷型輕烴回收工藝中，深冷溫度最低一般都在-100 左右，為防止在超低溫狀態下出現天然氣水合物堵塞管道現象，必須在制冷前脫去原料中的水蒸氣。深冷型輕烴回收工藝一般采用吸附法脫水中的分子篩干燥脫水法。脫水壓力越高，溫度越低，則分子篩的吸附能力越強，所以為保持分子篩高吸水量，操作溫度要在室溫。美國、意大利、加拿大等國家在淺冷裝置中多采用甘醇脫水法和乙二醇防凍脫水法；國內外深冷裝置中多采用分子篩脫水法或分子篩脫水法與其它脫水方式相結合的方法。制冷系統 制冷工藝主要有3種：外冷源制冷工藝；膨脹制冷工藝；膨脹制冷與外冷源制冷相結合的制冷工藝。淺冷工藝一般采用外冷源制冷工藝。深冷工藝一般采用膨脹制冷工藝或膨脹制冷與外冷源制冷相結合的制冷工藝。但如果原料氣進裝置時壓力很高(一般大于5.0 MPa)，有足夠壓差可供利用，或者原料氣進料較少，所需制冷量較小時，可采用單一膨脹制冷工藝，制冷的溫度一般在-80 -110 左右。外冷源制冷工藝中冷源包括氨氣、丙烷和氟利昂。在選用冷劑時主要考慮以下幾個方面：（1）制冷劑的蒸發潛熱，這關系到冷劑循環量和壓縮機的能耗；（2）冷劑的冷凝壓力，以關系到壓縮機的裝置費用；（3）冷劑的毒性；（4）冷劑的獲取難易程度。所以首選冷劑就是氨和丙烷，二者的優缺點及使用情況如下表所示：表1.1 氨制冷和丙烷制冷工藝比較表制冷溫度C2+收率/%工藝優缺點應用情況氨制冷（-30-25 ）2535優點：工藝成熟，設備性能可靠缺點：能耗高，氨的腐蝕性等較少使用丙烷制冷（-40 -30 ）8085優點：制冷系數大，丙烷容易獲得缺點：價格高，技術不夠成熟廣泛應用丙烷循環壓縮制冷工藝是新制冷工藝，最低溫度在-35 -30 左右。丙烷由輕烴回收裝置獲得或外部買進。丙烷無刺激性氣味。 膨脹制冷工藝采用小膨脹比單級膨脹制冷技術。膨脹機的膨脹比一般為3 6，高效區的膨脹比一般為3 4，深冷工藝要求膨脹機在高效區下運行。若膨脹比大于7，那么膨脹機的等熵效率明顯偏低。此時可考慮采用兩級膨脹壓縮。膨脹機入口物流溫度一般在-30 -7 左右，壓力一般不高于6 MPa。 凝液回收 原料組成和制冷后的溫度是凝液回收的關鍵因素。在相同溫度、壓力條件下，氣體越重，則天然氣液化率越高，輕烴收率越高；對同一種原料氣，制冷后的溫度越低，則越容易回收高品質的凝液；但從另一方面說，制冷付出的代價也就越大。對于組分不同的原料氣、不同的輕烴收率要求，應該進行多方案的經濟和操作技術上的分析對比，以確定合適的操作壓力和輕烴收率。如對于回收丙烷的裝置，丙烷收率為60908；對于回收乙烷的裝置，乙烷收率一般為85。一旦收率超出此等范圍越多，能耗越大9。1.3.1國內技術（一）我國有采用淺冷分離的冷劑法回收LPG裝置典型工藝流程。此工藝的優點是流程較簡單，投資較少；缺點是丙烷收率較低，一般僅為50%65%。主要原因是大量丙烷從低溫分離器、脫乙烷塔塔頂進入干氣中。因此，我國一些已建或新建采用淺冷分離工藝的NGL回收裝置大多對此流程進行了改造。有的在低溫分離器與脫乙烷塔中間增加重接觸塔，采用脫乙烷塔塔頂回流罐的低溫凝液作為吸收油；有的則在低溫分離器與脫乙烷塔之間增加了吸收塔，采用本裝置經過冷凍后的輕油作為吸收油，從而提高丙烷收率。 (二) 采用透平膨脹機制冷法的工藝流程對于高壓原料氣，當進料的壓力遠遠高于外輸壓力，有足夠壓差可供利用，且壓力和氣量較穩定時，采用膨脹制冷就可滿足凝液回收的制冷要求。我國川渝氣區已建的5套LPG回收裝置即采用膨脹機制冷法。裝置的丙烷收率達75%以上，LPG收率為1619 t/d，輕油收率為5.47 t/d。由于原料氣具有可利用的壓力能，所以該流程能耗很小，只需少量干氣作為脫水系統再生加熱爐的燃料氣。（三）膨脹制冷與外冷源制冷相結合的制冷工藝流程原料氣較富，且對丙烷收率要求較高的輕烴回收裝置，大多采用膨脹制冷與外冷源制冷相結合的制冷工藝。現以我國勝利油田的一套采用氨預冷與膨脹機制冷的工藝流程為例介紹如下10：原料氣為伴生氣，處理量為50104 m3/d，其組成見下表 。最低制冷溫度在-90 -85 左右，丙烷收率為80% 85%，液烴產量為110130 t/d。該原料氣中C3+烴類含量為8.42 v% ，丙、丁烷含量為6.86 v%，僅采用膨脹機制冷所得冷量不能滿足需要。故必須與冷劑(氨)聯合制冷。當然，我國還有許多以回收C2+烴類為目的LPG回收裝置工藝流程,如我國大慶油田在20世紀80年代從Linde公司引進兩套處理量均為60104 m3/d的NGL回收裝置，原料氣為伴生氣，采用兩級透平膨脹機制冷法，制冷溫度一般為-90 -100 ，最低-105 ，乙烷收率為85%，每套裝置混合液烴產量為5104 t/a。遼河油田在20世紀80年代從日本揮發油公司引進的120104 m3/d NGL回收裝置采用透平膨脹機與丙烷制冷聯合制冷法工藝流程，產品有干氣、丙烷、LPG和輕油。1.3.2國外技術國外輕烴回收裝置的除了上文提到的三種工藝，還有節流膨脹制冷工藝，氣體過冷工藝（GSP），液體過冷工藝（LSP），直接換熱工藝（DHX）,混合工藝制冷工藝等。但是最主要的是膨脹機與冷劑聯合制冷工藝。 直接換熱工藝是脫乙烷塔頂氣與膨脹制冷后的低溫原料氣直接換熱，使塔頂氣中的C2+烴類冷凝，再進入直接接觸塔（DHX塔），在與原料接觸的過程中，乙烷選擇性好，吸收能力強，所以在冷量與原料直接換熱的作用下，原料氣的溫度進一步降低，從而獲得較高的丙烷收率。DHX塔相當于一個吸收塔。工藝的實質是將脫乙烷塔回流罐的凝液經過換冷、節流降溫后進入DHX塔頂部，用以冷卻低溫分離器進該塔中的C3+烴類，從而提高C3+收率。將常規膨脹機制冷法(ISS)裝置改造成DHX法后，在不回收乙烷的情況下，實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。一套由Linde公司設計的NGL回收裝置，采用膨脹機與丙烷制冷聯合制冷，還引入了DHX工藝。該裝置以丘陵油田伴生氣為原料氣，處理量為120104 m3/d。 美國福陸公司(FLUOR) 設計加工能力為200104 m3/d的天然氣深冷裝置采用的是兩級膨脹和氨吸收輔助冷劑制冷工藝。日本日輝公司(JGC) 設計了加工能力為120l04 m3/d的天然氣深冷裝置采用的是單級膨脹加丙烷輔助冷劑制冷工藝。第2章 工藝流程設計2.1 遼河油田輕烴回收簡述2.1.1 輕烴回收液化氣設計背景 遼河油田在1987年開始建造200104 Nm3/d天然氣輕烴回收裝置，于1989年正式投產。當時的遼河油田天然氣輕烴回收裝置是國內規模最大的深冷輕烴回收裝置。裝置原先設計的處理規模為200104 Nm3/d，目前實際原料只有120104 Nm3/d。據遼河油田“十一五”天然氣開發規劃，天然氣產量還將繼續下降。因而存在裝置設計規模與實際處理量不匹配、現有裝置能力過大、操作費用高、能耗過高、經濟效益降低等問題。而且裝置大部分重要設備老化嚴重，已不能滿足生產運行要求。因此根據天然氣減量情況，擬新建一套處理規模為100104 Nm3/d 的輕烴回收裝置。現根據遼河油田實際情況，對遼河油田新建100104 Nm3/d 天然氣輕烴回收工藝技術進行研究。通過優化方案，推薦最佳工藝技術方案，做到“滿足技術要求下的最低成本”即降低能耗，降低投資，現場操作簡單易行，實現最佳經濟效益的目標。2.1.2 原料組成進料原料天然氣組成見表2.1。 表2.1 遼河油田天然氣的組成11組分摩爾分數組分摩爾分數甲烷0.868 2正己烷0.002 9乙烷0.054 8正庚烷0.001 8丙烷0.032 3正辛烷0.000 9異丁烷0.008 6正壬烷0.0000正丁烷0.011 6二氧化碳0.003 1異戊烷0.004 0氮氣0.008 4正戊烷0.003 4注：原料天然氣進裝置的壓力為0.125 MPa，進站溫度為20 。由表可知，該原料氣中C3+烴類含量為6.55 mol%。原料氣中丙、丁烷含量為5.25 mol%，含量較少。2.1.3 主要產品及產品質量要求本項目中輕烴回收設計的產品為液化氣、外輸天然氣。 干氣符合外輸天然氣標準12； 液化氣符合油田氣液化氣標準13。2.2 HYSYS流程模擬2.2.1 狀態方程因為需要對輕烴回收液化氣流程設計進行模擬，所以使用Aspen HYSYS模擬軟件。模擬過程中選用的狀態方程是Peng-Robinson方程。P-R方程的表達式是： p= （2.1）其中方程參數：a(T)=a(T)ac ac=aR2Tc2/pc，a=0.45724b=bRTc/pc，b =0.07780a(T)=1+m(1-Tr0.5)2m=0.37464+1.54226-0.269922PR方程可同時應用于氣液兩相，是目前石化工行業中經常使用的狀態方程之一。PR方程的臨界壓縮因子是0.301，比較接近于真實流體的臨界壓縮因子，而且PR方程能夠滿足氣液平衡計算精度要求，所以本流程模擬采用的狀態方程是PR方程。2.2.2 工藝流程介紹本項目遼河油田伴生氣回收液化氣工藝屬于深冷工藝。工藝設備主要包括進站預分離器、壓縮機、空冷器、氣液分離器，分子篩干燥器，水冷器，換熱器、冷箱、膨脹機，節流閥、低溫分離器、混合器、脫乙烷塔、脫丁烷塔和泵。其中膨脹機、脫乙烷塔和脫丁烷塔是關鍵裝置，其中膨脹機的制冷程度以及兩塔能否正常的操作對最終產品的質量和收率都有很大的影響。制冷溫度越低，液化氣的質量和收率都越高。具體的工藝流程如圖2.1所示：圖2.1 輕烴回收液化氣流程圖從遼河油田的文獻中查得原料氣組成中不含水蒸氣，可能是測量方法中沒有明確規定所造成的。將原料氣與循環水混合，進入進料預分離器中將水分出，含有飽和水蒸氣的原料氣進入一級壓縮機加壓至500 kPa，再進入一級空冷冷卻至50 進入二級壓縮機加壓至2000 kPa，再進入一級空冷冷卻至60 再與冷箱的冷源出料換熱到50 ，進入一級氣液分離器，分出液態水，再進入一級水冷器降溫到30 ，進入二級水冷器后，物料進入分子篩干燥器脫水，之所以在脫水器前面加兩個氣液分離塔，是為了降低分子篩干燥器的負荷，使脫水的效果更好，減少設備的尺寸，使流程更加合理。物料進入三級壓縮機加壓到4000 kPa。再與脫乙烷塔塔底出料換熱，將塔底出料換到90 ，再經空冷器換熱到40 ，在與進料與分離器的冷水換熱，將冷水換到35 ，再進入二級冷水器換熱到30 ，進入冷箱與二級低溫分離器塔頂氣相換熱到-32 后，進入一級低溫分離器，液相部分經節流閥降壓到700 kPa，與脫乙烷塔頂氣壓相同。在深冷分離中，由于一級低溫分離器分出的液體具有很高的壓力，與塔的壓差較大，所以考慮到利用節流閥來回收這部分能量，并且利用節流制冷獲得一定的溫降，提高液化氣回收率。另外氣相部分進入膨脹機降壓到700 kPa。物料進入二級低溫分離器，二級低溫分離器的氣相中中甲烷和乙烷的摩爾百分比約90%，且質量分數占進料的80%左右，將二級低溫分離器的氣相分離去到冷箱換熱，這樣即可以降低脫乙烷塔的進料量，減少塔的負荷，塔徑，塔高與塔板數，又可以降低塔的能耗，降低流程的能耗問題14。二級低溫分離液相進入脫乙烷塔，脫乙烷塔塔頂出料與脫丁烷塔塔底出料換熱，再與二級低溫分離氣相混成出料作為外輸天然氣。脫乙烷塔塔底出料經換熱到90 ，進入脫丁烷塔，脫丁烷塔塔頂出液化氣，塔底出料經換熱，空冷后到30 去催化重整車間。2.3關鍵設備工藝參數的確定表2.2 天然氣組成的物理性質如下所示：組成沸點/甲烷-161.5乙烷-88.6丙烷-42.1丁烷-0.5伴生氣回收液化氣工藝的關鍵參數就是原料氣經冷箱冷卻后溫度和脫乙烷塔、脫丁烷塔的參數。原料氣經冷箱冷卻后溫度越低，那么膨脹后的溫度越低，回收液化氣的量就越多15。對于回收液化氣的深冷裝置，一般要求裝置的丙烷回收率在60% 90%之間。當收率超出此范圍時，能耗就會快速增加。所以在工藝設計中，要在保證產品質量和收率的前提下，要考慮節約裝置的成本和運行的成本，從而獲得最大的經濟效益。2.3.1 三級壓縮壓力的確定根據氣體外輸的氣壓要求和膨脹機的高效膨脹運行區域，經查閱相關文獻16，確定原料氣進入脫乙烷塔的壓力為700 kPa左右，三級壓縮后的氣體壓力為4000 kPa。2.3.2 確定物料經冷箱冷卻后的溫度當物料經冷箱冷卻后的溫度為-35 時，流程不能運行，冷箱發生故障。表2.3的數據中所需要的總能耗不包括脫乙烷塔和脫丁烷塔的塔底再沸器。脫乙烷塔的塔底再沸器可用一級壓縮后的原料氣加熱。在126.7 時，原料焓值為-7.621104 kJ/kgmol,當溫度為100 時，原料焓值為-7.745104 kJ/kgmol，已知原料量為1877 kgmol/h,所以當原料降溫從126.7 到100 時，焓變為2.33106 kJ/h,而脫甲烷塔塔底再沸器所需能量為2.186106 kJ/h，這是完全可行的。因為實際生產中溫度會有2左右波動，根據表2.3確定物料經冷箱冷卻后的溫度為-32 表2.3 改變原料經冷箱冷卻溫度后產品的相關數據經冷箱冷卻后的溫度/流程需要的能耗/(107 kJ/h）液化氣的產量/（kg/h）液化氣中乙烷摩爾分率/%-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 脫乙烷塔參數的確定查閱相關文獻，假設脫乙烷塔的理論板數為16塊（不含再沸器）。 由于脫乙烷塔的塔底出料會成為脫丁烷塔的進料，其中乙烷完全跑進液化氣中，液化氣的要求是乙烷的體積比小于2%。 確定脫乙烷塔塔板數與進料位置根據脫乙烷塔的生產工藝流程來看，脫乙烷塔并非是嚴格意義上的分餾塔，應該是接近于閃蒸塔，而對于閃蒸塔而言其上段進料位置又不盡合理，因為上段進料位置距離塔頂出口太近，上段進料因在塔內沒有足夠的停留時間進行閃蒸，塔頂氣體便夾帶著重組分從塔頂跑掉。保證物料經冷箱冷卻后的溫度為-32 ，脫乙烷塔16塊板，一級低溫分離液相進第9塊板，脫丁烷塔進料為60 ，塔有10塊塔板，進料在第三塊塔板，回流比為1，脫乙烷塔設定塔頂乙烷含量占乙烷總含量的96%不變，改變脫乙烷塔塔板數與進料位置，數據如表2.4所示： 表2.4 不同塔板數、進料位置的液化氣的質量 （kg/h）進料位置塔板數/塊第2塊板第3塊板第4塊板第5塊板第6塊板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從上面數據可以看出，段進料位置距離塔頂出口太近，上段進料因在塔內沒有足夠的停留時間進行閃蒸，塔頂氣體便夾帶著重組分從塔頂跑掉。且當進料位置偏下時，塔頂的液化氣損失會增大，因為塔從上往下的溫度會增大，導致進料中重組分吸熱變成氣體，相當于進料氣相分率增大。塔板數越多，脫乙烷塔塔頂液化氣損失就會越少。脫乙烷塔選塔板為11塊（不包括再沸器），一級低溫分離液相從第五塊塔板進料。 確定塔頂乙烷占整個乙烷含量的百分比在表2.3和表2.4所得結論數據下運行hysys模擬流程，改變塔頂乙烷占整個乙烷含量的百分比，得到表2.5數據：表2.5 塔頂乙烷占整個乙烷含量的百分比與塔底的能耗的關系塔頂乙烷占整個乙烷含量的百分比/%液化氣中乙烷的摩爾百分比/%脫乙烷塔塔底的能耗/kW952564961.6568971.2572980.8575.4990.4580由表2.5數據可知，塔頂中乙烷的含量與塔底再沸器的能耗有密切聯系，當要求塔頂中乙烷含量越高時塔底再沸器得溫度就越高，所需能耗就越高。因此選塔頂乙烷占整個乙烷含量的百分比為96%。工藝流程設計為保證LPG產品質量提高了脫乙烷塔塔底的操作溫度，以減少脫丁烷塔進料中乙烷的含量，而脫乙烷塔操作溫度升高使塔頂產品中C3、C4的量增加。2.4 相關產品產率及回收率本流程在現有參數條件下，運行hysys流程模擬，結果得到相關液化氣產品的產量、產率及回收率數據，如表2.6、表2.7所示。 表2.6 相關產品的C3、C4的含量 （kg/h） 產品C3、C4的量原料氣4829.05干氣中540.01液化氣4267.61輕油中21.43液化氣的產率=4267.61 4829=87.83% 表2.7 相關產品的丙烷含量 （kg/h）物料質量原料氣中丙烷含量2647.5液化氣中丙烷含量2144.2丙烷回收率=2144.2 2647.5=81.00%第3章 工藝裝置主要設備的選型需要選型的設備包括：壓縮機、空冷器、換熱器、氣液分離器、膨脹機、泵、脫乙烷塔和脫丁烷塔。3.1 壓縮機石油化工和煉油生產中所用的壓縮機主要有離心式和往復式兩大類。3.1.1 離心式壓縮機離心壓縮機又稱透平壓縮機，離心壓縮機的特點是轉速高（一般在5000 r/min以上）、級數多（最多可達10級以上），所以能產生高達1MPa以上的出口壓力。由于壓縮比較高，離心壓縮機常分為幾段，段中間油冷卻器，一面氣體溫度過高。3.1.2 往復壓縮機往復式壓縮機主要部件有活塞、氣缸及排除活門和吸入活門。因為氣體易于壓縮且密度較小，所以往復式壓縮機的排除活門和吸入活門輕便靈活，易于啟閉。如果往復式壓縮機的壓縮比較大，氣體溫度會急劇上升，此時需安裝冷卻裝置，以降低氣體溫度。為防止活塞桿經受熱膨脹后會與汽缸蓋發生碰撞，活塞行程的終點與氣缸端蓋之間必須留有一定的容積。當往復式壓縮機的壓縮比太大時，壓縮機的動力損耗會顯著增加，排出氣體的溫度太高，有可能導致潤滑油變質和機器損壞等，所以當生產上要求氣體的壓縮比大于8時，應采用多級壓縮。 離心壓縮機和往復壓縮機的優缺點如表3.1所示。表3.1 離心壓縮機和往復壓縮機的優缺點設備優點缺點離心壓縮機體積小、重量輕，運轉平穩、操作可靠、流量大而均勻、調節性能好、維修方便、壓縮氣體與潤滑油不接觸、投資少、操作費用低制造精度要求高；不易加工；當流量偏離額定時效率較低往復壓縮機使用壓力范圍廣（包括低、中、高、超高壓）、效率高、適應性較強、結構復雜易損件較多；維修麻煩；不適用于排氣量較大的情況；會使氣體帶潤滑油根據hysys軟件提供的壓縮機操作參數如表3.2所示。表3.2 壓縮機的操作參數表設備標準狀態氣量/（m3/min）出口壓力/MPa功率/kW一級壓縮機703.50.52604二級壓縮機70223023三級壓縮機95241706 根據表3.2的數據可知一級壓縮排氣量太大，只能用離心壓縮機。查離心式壓縮機型號表，結果如表3.3所示： 表3.3 壓縮機的型號規格表型號標準狀態氣量/（m3/min）吸氣壓力/MPa出口壓力/MPa軸功率/kWH710-6.0/0.877100.0870.6029303.2 換熱器換熱器按照用途區分，有加熱器、冷卻器、冷凝器和再沸器。按照冷、熱流體的接觸方式基本可分為間壁式、直接混合式及蓄熱式等三種。在化工原理上冊25頁表1.3查得經驗數據：高壓氣體的流速范圍在1525 m/s；在0.3 MPa左右，水的流速范圍在11.5 m/s左右。 換熱平衡是指一個換熱設備中冷熱流體之間的熱量得失平衡，有時還需考慮傳熱過程中熱損失。一般情況，熱損耗小于5%。于保溫良好的設備，熱損耗約在2%。在設計中也可以不考慮熱損失。3.2.1換熱器的選型計算 熱負荷的計算熱介質的熱負荷： （3.1）冷介質的熱負荷： （3.2）式中，Q1、Q2 熱負荷，單位W； Wh ，Wc為熱、冷介質的質量流量，單位kg/s； Cph ，Cpc為熱、冷介質的比熱，單位J/（kg.）。 按逆流計算平均溫度差 （3.3） (3.4)由R,P查參化工原理上冊271頁圖6-8得換熱器的溫差修正系數；則平均溫差為 (3.5) 選換熱器假設查化工原理278頁表6-7估計總傳熱系數K,則換熱器的換熱面積為： （3.6） 確定何種流體走殼程或管程，根據換熱面積A，初選換熱器型號。計算流體在所選換熱器中殼程或管程的對流傳熱系數1、2，在化工原理上冊390頁查天然氣的污垢熱阻經驗數據為1.719110-4m2W-1。計算實際的總傳熱系數K和實際所需傳熱面積A: （3.7）其中，、管內外的對流傳熱系數，單位Wm-2-1； 管壁導熱系數，單位Wm-1-1； 厚度，單位m； 、管的內外直徑，單位m。3.2.1 空冷器從hysys模擬上可查到各個空冷器所需的空氣流量，如表3.4所示：表3.4 空冷器所需的空氣流量設備換熱量/（106 kJ/h）溫差/初選總傳熱系數/（W.m-2-1）傳熱面積/m2一級空冷器44030926二級空冷器850302315三級空冷器5.1533 301445四級空冷器0.610 30555.6hysys模擬自定義夏天的環境溫度為25 ，查得空冷器型號如表3.5所示：表3.5 空冷器的型號設備數目型號一級空冷器三臺GP123-8-346-1.6S-23.4/L(DR)-I RF-D二級空冷器六臺GP123-8-346-1.6S-23.4/L(DR)-I RF-D三級空冷器三臺GP123-8-346-4.0S-23.4/L(DR)-I RF-D四級空冷器兩臺GP123-4-174-1.6S-23.4/L(DR)-I RF-D3.2.2 水冷器設計選用管殼式換熱器中的固定管板式換熱器。水冷器的部分數據如表3.6所示： 表3.6 原料氣在一級和二級水冷器出的流量設備進料溫度/出料溫度/進料流量/（m3/s）一級水冷器50300.678二級水冷器38300.303初選兩處水冷器的氣體流速為20 m/s，估算它們的管徑分別為20 mm，13.9 mm。所以一級水冷器用換熱管25 mm2 mm，此時氣速為17 m/s；二級水冷器用換熱管19 mm2 mm，氣速為17 m/s。天然氣污垢熱阻經驗數據為1.719710-4 m2/W。初選一級與二級水冷器總傳熱系數都為200 W.m-2-1。冷水溫度都從20 上升到25 。計算結果如表3.7所示：表3.7 水冷器的基本數據以及選型設備換熱面積/（m2）初選換熱器型號實際的總傳熱系數/（W.m-2-1）實際所需換熱面積/（m2）一級水冷器290AES-600-19-86.9-240-4170312二級水冷器127AET-800-40-138-158-11901233.2.3 換熱器根據經驗數據初選原料氣流速20 m/s，液體油流速為2 m/s，水的流速為1m/s，換熱器部分數據如表3.8所示： 表3.8 換熱器的基本數據設備熱進料流量/(m3/s)選管徑/mm冷進料流量/（m3/s）初選總傳熱系數/(W.m-2-1)溫差/一級換熱器0.6782521.65 2020.4二級換熱器0.41920.1520058.0三級換熱器0.31920.000420013.4四級換熱器0.0011920.0720089根據表3.8的換熱器數據，查換熱器的型號，如表3.9所示： 表3.9 換熱器選型設備初選換熱器一級換熱器AES-1100-3-389.6-1895-6二臺串聯二級換熱器AES-1000-5-311.0-1894-6二臺串聯三級換熱器BES-450-31.7-16.7-315.8-4四級換熱器AES-325-1-9.1-631-1 3.2.4 再沸器本設計選臥式熱虹吸再沸器，加熱管成棱形排列，直徑為25 mm2 mm，脫乙烷塔與脫丁烷塔的再沸器部分數據如表3.10所示：表3.10 再沸器的基本數據以及選型塔的再沸器交換熱量/kW初選總傳熱系數/（W.m-2-1）溫差/傳熱面積/ m2脫乙烷塔 56920082.735.4脫丁烷塔60820039.677根據表3.10的數據，查再沸器的型號如表3.11所示：表3.11 再沸器的型號塔的再沸器選換熱器實際總傳熱系數/（W.m-2-1）實際傳熱面積/m2脫乙烷塔 FLB500-30-25-224328.3脫丁烷塔FLB600-95-19-418682.63.3氣液分離器一級與二級低溫分離器的部分數據如表3.12所示：表3.12 低溫分離器數據設備名稱標準狀況下進氣量/（m3/min）進液量/(m3/min)一級氣液分離器674.90二級氣液分離器6640一級低溫分離器519.10.172二級低溫分離器579.50.0752本設計選擇重力沉降型的分離器。 重力沉降的原理簡述：由于氣體與液體的密度不同，液體在與氣體一起流動時，液體會受到重力的作用，產生一個向下的速度，而氣體仍然朝著原來的方向流動，也就是說液體與氣體在重力場中有分離的傾向，向下的液體附著在壁面上匯集在一起通過排放管排出。 重力沉降的優缺點如表3.13所示：表3.13 重力沉降的優缺點 設備優點缺點重力沉降分離器設計簡單、設備制作簡單、阻力小分離效率最低、設備體積龐大、占用空間多根據表3.12的數據，查分離器的型號，如表3.14所示： F表3.14 分離器的選型設備名稱選型一級氣液分離器ZCQF700/1二級氣液分離器ZCQF700/1一級低溫分離器ZCQF600/1二級低溫分離器ZCQF600/13.4 膨脹機膨脹機是深冷裝置的核心裝備，它直接關系到制冷的最低溫度和C3收率。天然氣膨脹機用透平膨脹機。透平式膨脹機是用于低溫調解下的氣體透平機，其作用主要是為獲得冷量，而不是功，與活塞式膨脹機相比，具有流量大、結構簡單、體積小、效率高、耐高壓、適應性強、連續運行周期長、等熵效率高等較多優點，膨脹機等熵效率可達85%，對處理量大的裝置優勢明顯。本設計的膨脹機部分數據如表3.15所示： 表3.15 膨脹機的數據設備名稱進口壓力/kPa出口壓力/ kPa標準狀態進氣量/(m3/min)膨脹機3900700514.7本設計選臥式膨脹機，因此膨脹機的型號為PLPT-514.7/397。3.5 塔目前石油、化工工程中使用的分餾塔根據分離元件分類有兩種形式，即填料塔和板式塔。板式塔以塔板作為氣液傳質的基本構件，而填料塔屬微分接觸的氣液傳質設備，基本的傳質元件是填料。板式塔與填料塔的優缺點比較如表3.16所示。 考慮到本工程的特點，為較好地適應各種操作工況，脫乙烷塔、脫丁烷塔都采用板式塔中的浮閥塔。浮閥塔是20世紀50年代開發的一種新塔型，其特點是在篩板塔基礎上，在每個篩孔除安裝一個可上下移動的閥片。當篩孔氣速高時，閥片被頂起上升，空速低時，閥片因自身重而下降。閥片升降位置隨氣流量大小自動調節，從而使進入夜層的氣速基本穩定。又因氣體在閥片下側水平方向進入液層，既減少液沫夾帶量，又延長氣液接觸時間，故收到很好的傳質效果。 3.16 板式塔與填料塔的比較項目塔型板式塔填料塔壓力降壓力降一般比填料塔大壓力降小，較適用于減壓系統以滿足控制塔內較小壓降的要求材質要求一般用金屬材料制作可用非金屬耐腐蝕材料安裝維修較容易較困難造價以單位塔板面積計算的造價隨塔徑增大而減少與其體積成正比出料可以側線出料不能側線出料原料可處理有懸浮物的液體原料可處理有腐蝕、易發泡物料塔效率效率較穩定，大塔板效率比小塔板有所提高塔徑1.5 m以下效率高，塔徑增大效率常會下降液氣比較小的液體流量對液體噴淋量有一定要求塔的高度計算根據公式： （3.8）其中：HT塔板之間的間距，單位m； H頂塔頂空間高度，單位m； H底進料空間高度，單位m； H進塔底空間高度，單位m。根據經驗數據，塔頂空間高度在1.21.5m之間；進料空間高度在1.01.2m之間，塔底空間高度1.53m之間。3.5.1 脫乙烷塔根據hysys流程模擬，查的脫乙烷塔的塔盤和塔的部分數據如表3.17所示。表3.17 脫乙烷塔的數據名稱數據塔盤浮閥塔板塔徑/m0.7620塔盤間距/m0.6096篩孔面積/m20.02943塔盤堰高/mm50.8塔盤堰長/mm544.6浮閥數/個39塔高/m10注：選塔頂空間高度為1.5m，進料空間高度1.2m,塔底空間高度為3m,根據公式3.8，算的塔高11m。根據表3.17的數據，查化工原理課程設計142頁附錄10，脫乙烷塔塔盤規格如表3.18所示。表3.18 脫乙烷塔塔盤規格表塔徑/mm塔盤間距/mm堰長/mm