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形式回收過 程。輕烴回收目標首先是為了控制天然氣烴露點以達成商品氣質量指標，避免氣 液兩相流動；其次，回收液烴有很大經濟價值，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，設計合理輕烴回收 裝置，在化工生產中含有很大必需性。本設計關鍵針對輕烴回收裝置進行，依據原料氣組成及產品指標，計算出合 理分離序列。經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進行了設計，并對塔進行了水力學校核，所得塔能很好達成 分離要求。關鍵詞：輕烴；分離；精餾；設計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氣質條件及生產要求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裝置標準工藝步驟圖4 HYPERLINK l bookmark39 o Current Document 2.3生產步驟簡述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7最小回流比及實際回7確定實際板數及進料位置7確定適宜進料溫度83.2丙丁烷塔物料衡算8清楚分割8確定最小理論板數10最小回流比及實際回流比計算10確定適宜進料溫度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 熱負荷11D-105 熱負荷11 HYPERLINK l bookmark66 o Current Document 循環水用量12 HYPERLINK l bookmark71 o Current Document 4.2丙丁烷塔能量衡算12D-106 熱負荷12D-107 熱負荷13循環水用量144.3其它熱量衡算14熱負荷計算14 HYPERLINK l bookmark78 o Current Document 水循環計算14 HYPERLINK l bookmark81 o Current D

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

13、 Current Document 5.5精餾塔設計和選型21脫乙烷塔設計和選型21丙丁烷塔設計和選型27 HYPERLINK l bookmark136 o Current Document 5.6換熱器設計和選型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壓縮機及膨脹機功率37 HYPERLINK l bookmark146 o Current

14、 Document 7設計結果匯總398結論和提議438.1結論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氣質條件及生產要求表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。設計條件及要求：設計條件：進裝置原料天然氣壓力0.37MPa （絕）。進裝置原料天然氣溫度30C。設計所要達成要求：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工程企業等提出 GSP及LSP是對單級膨脹機制冷工藝(ISS)和多級膨脹機制冷工藝(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，原采取單級膨脹機制冷法， 1982年改建為兩級膨脹機制冷法，處理量為242x104m3/d，最高可達 310 x104m3/d，但其乙烷收率僅為70%。以后改用單級膨脹機制冷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制冷GSP法，設計處理量為 3 80 x104m3/d，乙烷收率(設計值)高達95%。直接換熱(DHX)法：DHX法是由加拿大埃索資源企業于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、實質是將脫乙烷塔回流罐 凝液經過增壓、換冷、節流降溫后進入DHX塔頂部，用以吸收低溫分離器進該塔 氣體中C3+炷類，從而提升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企業設計并全套引進NGL回收裝置，采取丙烷制冷和膨脹機聯合制冷法，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，由原料氣預分離、壓縮、 脫水、冷凍、凝液分離及分餾等系統組成。冷劑制冷法工藝技術發展：混合冷劑制冷(MRC)法采取冷劑可依據冷凍溫度高

18、低 配制冷劑組分和組成，通常以乙烷、丙烷為主。當壓力一定時，混合冷劑在一個 溫度范圍內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。油吸收法發展：馬拉(Mehra)法是多年來發展一個油吸收法改善工藝，其實質是 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，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 所不能比擬。1.3輕烴回收裝置設計意義現在，中國乃至世界上部分發達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。在當今世界能源供給日益 擔心情況下，將其作為一般燃料燒掉是資源浪費，中國提出落實開發和節省并重方 針，改善能源結構和布局，依靠科學技術進步，因地制宜開拓可替換氣源，以提升 城市現代化，發展經濟，降低環境污染，提升城市品位，這是各級主管部門以后首 要任務。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 源結構調整，是經濟社會可連續發展有效方法。伴隨中國經濟建設快速發展和小城 鎮，新農村建設步伐加緊，對潔凈能源需求將日益擴大，這也為輕炷應用提供了寬 廣市場，其間蘊藏著巨大商機，是二十一世紀最具投資價值能源項目。2工藝方案及步驟2.1工藝方案依據設計要求，擁有壓差而已利用，能夠采取膨脹機制冷法，依據回收要 求，對丙烷回收要求不高，所以，能夠采取內冷法。利用本身降溫即能夠達成分 離要求。2.2裝置標準工藝步驟圖圖2.1裝置標準工藝步驟圖2.3生產步驟簡述原料氣自凈化廠來，進入分離罐C-101，沉降出顆粒雜質，再經壓縮機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

21、冷箱X-101降溫后 進入低溫分離器D-101，分為氣液兩相，氣相經膨脹后進入低溫分離器D-102深入 分離，氣相進入干氣管道，D-101液相經冷箱換熱后和D-102液相混合后經泵B- 101輸送至加熱器E-103加熱至一定溫度后進入脫乙烷塔T-101，塔頂冷凝器E- 104，氣相進入干氣管道，液相回流，塔底再沸器E-105。塔底產物經泵B-102輸 送至丙丁烷塔T-102，塔頂冷凝器冷凝回流，得到產品C3和C4，塔底得到C;。3物料衡算簡捷計算關鍵步驟：假設滿足清楚分割，進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確定進料位置實際板數3.1脫乙烷塔物料衡算清楚分割依據

22、化工分離過程計算方法，取重關鍵組分為丙烷，輕關鍵組分為乙 烷，假設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，脫乙烷塔進料溫度25。C,壓力1.5MPa，進料流量為476.84kmol/龍，在該條件 下，查化工熱力學(張乃文等)3得有表3.1數據：表3.1原料氣熱力學性質(25OC,1.5MPa)組分K值相對揮發度a摩爾分數C110.5115.0360.369032C22.2173.170.231434C30.69901.000.221759i - C40.30580.43750.053484續表3.1：C 6+0.0268930.410.038543.50

23、50.0147530.004906N2對進料組分進行清楚分割計算，可得表3.2數據：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

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。結果如表 3.3：表3.3清楚分割計算結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最少理論板數計算皿211!8)!8!)最下理論板數 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 Underwood 公式： 氣*是 =1 a. -0代入數據試差能夠計算出0 =1.295Rm = 1.1999,取實際回流比為最小回流比1.25 倍。可得 R = 1.25 R = 1.25 x 1.1

26、999 = 1.5確定實際板數及進料位置N = 0.43 故 N依據一= 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，設塔板效率為60%，則實際板數為N = 939 = 15.65 56塊。m門 0.6,、仕1.118(.3481(N ) = !冬空些= 1.066R mlg3.17精餾段理論板數為：L06%43 = 2.479，實際板數為2.47%60 = 4.12機5，故 進8料位置在從上往下數第五塊板處。進料溫度確實定在25。時，依據計算可得到Z K x = 1.00016，所以此時為泡點進料。進料

27、 溫度為25。3.2丙丁烷塔物料衡算清楚分割取重關鍵組分為i C5，輕關鍵組分為n - C4，假設塔頂i - 含量不超出 0.0034，塔底n - C4含量不超出0.0234，以100mol計算，丙丁烷塔進料溫度 40。，壓力1.0依。，進料流量為193.08 kmol/h，在該條件下，查3得如表3.5數 據：表3.4原料氣熱力學性質(40OC ,1.0MPa)組分K值相對揮發度a摩爾分數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對進料組分進行清楚分割計算，可得表3.6數據: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。計算結果如表3.6：表3.6清楚分割計算結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最少理論板數計算最少理論板數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Underwood公式:1 - q 和 。= R +1a -6 mi代入數據試差能夠計算出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。確定實際板數及進料位置= 土竺=0.5199則能夠查圖得到R +1 2.083依據 = 08664 = 0.464 ；R +1 1.8664% = 0.56 故 N = N /0.56 = 10.87 ,設塔板效率為60% ,則實際板數為N 10.

31、87=18.11 19 塊。門 0.6/、p h.9635/（.466/1（N ） = !2144迅址=2.83R mlg2.1307精餾段理論板數為：2.830 56 = 5.05，實際板數為5.% 60 = 8.42機9，故進料 置在從上往下數第九塊板處。進料溫度確實定依據泡點計算得到在40。時， K x = 1.000035，所以此時為泡點進料。故 進料溫度為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冷凝器負荷體系示意依據化

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 ,假設成立。循環水用量冷卻水用量取循環水上水溫度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 熱負荷體系選擇圖4.3：圖4.3冷凝器負荷體系示意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 熱負荷依據計算能夠得到：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 ,假設成立。循環水用量（1）冷卻水用量取循環水上水溫度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其它熱量衡算熱負荷計算由計算可得到：E-101 熱負荷 Q1 = 6.101 x 106 kJ / h，E-102 熱負荷 Q2 = 7.301 x 106kJ / h，E-103 熱負荷 Q3 = 6.342 x 106 kJ / h。水循環計算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設備工藝計算和選型5.1壓縮機工藝計算和選型依據天然氣輸送和處理手冊，選擇往復式壓縮機，有jp1Jk-1k -1I p1 J經兩級壓縮，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代入數據得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據手冊6，得到分子篩最大許可空塔氣速 vg max = 620m/h，依據天然

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。依據中閃蒸方程式:ii=0.1+ W (K -1)迭代方程:中(k+1)導數方程：(k) )_ 弋(K 1* z.dW.=1 1+ W(k)(K -1)-2=i經迭代計算，當初 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。依據經驗，進口速度取七=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原料性質表（-83.3。，1.5MPa)組分K值摩爾分數C12.7880.8912C20.12850.0576C30.013830.0098i - C40.0029910.0006n - C40.0015630.0016i - C50.00035480.00004n - C5-0.0000C 6+-0.0000N218.180.0391據計算切K z 1，切（z /K）1，說明進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） 州導數方程:df C(k)_ 尸 G；T* Z 1娉 I 1 + (k)(K -1)-2_i經迭代計算，當初中=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。依據經驗，進口速度取七=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膨脹機設計和計算等熵效率為n = 80%，進口壓力4.2MPa，進口溫度為-40。，出口壓力 1.5

49、MPa，出口 溫度為83.77。，功率 W=323kw。5.5精餾塔設計和選型脫乙烷塔設計和選型經過模擬可得到物料在25。，1.5MPa下進入乙烷塔中，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。依據化工設計9塔徑計算：氣液動能參數計算：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，查史密斯關聯圖得液相表面張力，查4史密斯關聯圖得20mN/m時(c、0.2負荷系數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，按標準塔徑尺寸圓整，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安全系數三1047 0.692在0.60.8范圍內，適宜。u f 1.5

51、14溢流裝置：選擇單流型降液管，不設進口堰。降液管尺寸取溢流堰長lw = 0.7 D即1wD = 0.7，查囹弓型降液管結構參數圖得：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 = hL - h = 0.083 - 0.043 = 0.04m液體由降液管流入塔板不設進口堰，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）浮閥數及排列方法:1）初取閥孔動能因數F = 11,閥孔氣速為: 0F，.=11.= 2.43m / sVP .- v20.387每層塔板上浮閥個數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，并在塔板鼓泡區內排列方法進行試排，確定出

53、實際閥孔數。已知W = 0.225m，選擇無效邊緣區寬度W = 0.05m，破沫區寬度dcWs = 0.075m，依據鼓泡區面積計算公式: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：閥孔氣速u0 =七成2n = 4 乂 技6x 0.0392

54、 x 183）= 2.45m/，-0動能因數F0 = 2.45x%,20.387 = 11.06，動能因數在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& = 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防降液管液泛現象發生，要求控制降液管內清液層高度% 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 + H )，符合預防降液管液泛要求。(1)液體在降液管內停留時間應該確保液體在降液管內停留時間大于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查化學工程手冊10泛點負荷因數Cf = 0.141，取物性系數K = 1.0，將上 面數據代入：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）嚴重漏液校核當閥孔動能因數F 0低于5時將會發生嚴重漏液，前面已經計算出F0= 11.06，可見，不會發生嚴重漏液。（4）塔板負荷性能圖1）氣體負荷下限線（漏液線）對于F型重閥，因動能因數F0 5時，會發生嚴重漏液，故取F0 = 5計算對應 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 = h - h = 0.083 - 0.033 = 0.050m液體由降液管流入塔板不設進口堰，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浮閥數及排列方法：1）初取閥孔動能因數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，并在塔板鼓泡區內排列方法進行試排，確定出實際已知Wd閥孔數。=0.27 m，選擇無效邊緣區寬度W = 0.05m，破沫區寬度 cWs = 0.075m，依據鼓泡區面積計算公式: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