80万方每天轻烃回收装置工艺设计2625.docx

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1、摘要轻烃又称称为天然然气凝液液（NGGL），在组组成上覆覆盖，含含有凝析析油组分分（）。轻轻烃回收收是指天天然气中中比甲烷烷或乙烷烷更重的的组分以以液态形形式回收收的过程程。轻烃烃回收的的目的一一方面是是为了控控制天然然气的烃烃露点以以达到商商品气质质量指标标，避免免气液两两相流动动；另一一方面，回回收的液液烃有很很大的经经济价值值，可直直接用作作燃料或或进一步步分离为为乙烷、丙丙烷、丁丁烷、或或丙丁烷烷化合物物（液化化气）、轻轻油等，也也可以用用做化工工原料。另外，轻烃作为一种新型的清洁能源，市场前景非常可观。所以，设计合理的轻烃回收装置，在化工生产中具有很大的必要性。本设计主主要针对对轻烃

2、的的回收装装置进行行，根据据原料气气的组成成及产品品指标，计计算出合合理的分分离序列列。通过过计算可可以得到到脱乙烷烷塔和丙丙丁烷塔塔的塔径径分别是是1.55m和11.8mm，理论论板数分分别为110块和和11块块，回流流比分别别为1.5000和1.0833。脱乙乙烷塔的的操作条条件为塔塔顶-331.775，11.1664MPPa，塔塔底为440.552，11.4000MPPa，丙丙丁烷塔塔的操作作条件为为29.58，00.9110MPPa，塔塔底为1107.9，00.9330MPPa。确确定塔的的形式都都为浮阀阀塔，分分别对两两个塔的的各项参参数进行行了设计计，并对对塔进行行了水力力学校核核

3、，所得得的塔能能较好的的达到分分离要求求。关键词:轻烃；分离；精馏；设计ABSTTRACCTLighht hhydrrocaarboon, whiich is alsso ccallledtthe Natturaal ggas conndennsatte, in thee coompoosittionn iss cooverred by ,andd coontaainss oiil cconddenssatee coompoonennts. Liightt hyydroocarrbonn iss poointt too thhe pproccesss thhat to reccoveery t

4、hee coompoosittionn ass liiquiid tthatt moore heaavy thaanmeethaane or ethhaneein thee Naaturral gass.Thhe ppurpposee off thhe llighht hhydrrocaarboon rrecooverry iis tto cconttroll thhe ggas hyddroccarbbon deww poointt inn orrderr too acchieeve quaalitty ggoodds ggas inddex, avvoidd gaas-lliquuid t

5、woo phhasee fllow; Onn thhe ootheer hhandd, tthe liqquidd hyydroocarrbonn reecovveryy haas aa grreatt ecconoomicc vaaluee, itt caan bbe ddireectlly uusedd foor ffuell orr fuurthher sepparaatioon ffor ethhanee,prropaane,buttanee,orr prropaane andd buutanne ccomppounnds (liiqueefieed ppetrroleeum gass

6、), ligght oill ettc,aalsoo caan bbe uusedd ass raaw mmateeriaal ffor cheemiccal inddusttry. Inn adddittionn, aas aa neew ccleaan eenerrgy, liightthyddroccarbbons mmarkket forregrrounnd iis vveryy coonsiiderrablle. So,to dessignn thhe rreassonaablee liightt hyydroocarrbonnreccycllingg eqquippmennt hh

7、as greeat neccesssityy inn chhemiicallprooducctioon.The dessignn foor tthe maiin llighht rrecooverry ddeviice,acccorddingg too thhe ccompposiitioon oof tthe gass maaterriall annd pprodductt inndexx,caalcuulatte rreassonaablee seeparratiion seqquennce.Thrrouggh tthe callcullatiion cann geet tto ttake

8、e offf tthe ethhanee toowerr annd tthe towwer proopanne aand buttanee toowerr diiameeterr arre 11.5 m aand 1.88 m, reespeectiivelly,ttheoory resspecctivvelyy nuumbeers of plaate aree 100 annd 111 ppiecce,rrefllux rattio aree 1.5000 annd 11.0883,rresppecttiveely.Thee opperaatioon ccondditiion forr ta

9、ake offf etthanne ttoweer aare -311.755,1.1164MMPa forr thhe ttop andd 400.522,1.4000MPaa foor tthe botttomm off prropaane andd buutanne ttoweerarre 229.558,00.9110MPPa ffor thee toop aand 1077.9,0.9930MMPa forr thhe bbotttom.Dettermminee thhe fformm off toowerr foor tthe flooat vallve towwer,dessig

10、nn vaarioouspparaametterss foor tthe twoo toowerrs,cchecck tthemm frrom hyddrauuliccs aand theen ttheyy caan aachiieveesepparaatioon rrequuireemennts.Keywwordds:Ligght；hyddroccarbbon；Abrrupttionn；Disstilllattionn；Dessignn目录1前言.11.1 气质条条件及生生产要求求.11.2 轻烃回回收方法法.21.3 轻烃回回收装置置设计意意义.32工艺方方案及流流程.44 22.1 工艺

11、方方案.442.2 装置原原则工艺艺流程图图.42.3 生产流流程简述述.43物料衡衡算.5 33.1 脱乙烷烷塔的物物料衡算算.5 33.1.1 清清晰分割割 55 33.1.2 确确定最小小理论板板数 773.1.3最小小回流比比及实际际回.7 33.1.4 确确定实际际板数及及进料位位置.7 33.1.5 确确定适宜宜的进料料温度.8 3.22 丙丁丁烷塔的的物料衡衡算.8 33.2.1 清清晰分割割.8 33.2.2 确确定最小小理论板板数.110 33.2.3最小小的回流流比及实实际回流流比计算算.100 33.2.4 确确定实际际板数及及进料位位置.110 3.2.5 确确定适宜宜

12、的进料料温度.1104能量衡衡算.111 44.1 脱乙烷烷塔的能能量衡算算.111 44.1.1 DD-1004热负负荷.11 44.1.2 DD-1005热负负荷.11 44.1.3 循循环水用用量.124.2 丙丁烷烷塔的能能量衡算算.12 44.2.1 DD-1006热负负荷.12 44.2.2 DD-1007热负负荷.134.2.3循环环水用量量.1144.3 其他热热量衡算算.14 44.3.1 热热负荷计计算144 44.3.2 水水循环计计算1445 设备备的工艺艺计算及及选型.15 55.1 压缩机机的工艺艺计算与与选型.155 55.2 分子筛筛干燥器器的设计计与计算算.1

13、5 55.3 低温分分离器的的设计与与计算.16 55.3.1 DD-1001的设设计与计计算.166 55.3.2 DD-1002的设设计与计计算.188 55.4 膨胀机机的设计计与计算算.21 55.5 精馏塔塔的设计计与选型型.221 5.55.1 脱乙烷烷塔的设设计与选选型.21 5.55.2 丙丁烷烷塔的设设计与选选型.27 55.6 换热器器的设计计与选型型.34 55.7 换热器器选型一一览表.366原材料料，动力力消耗定定额及消消耗量.337 66.1 原材料料.377 66.2 动力消消耗.37 66.2.1 冷冷却水及及蒸汽用用量377 66.2.2 压压缩机及及膨胀机机

14、功率3777设计结结果汇总总.3398结论与与建议.433 88.1 结论.43 88.2 建议.43谢辞.444参考文献献.4551前言1.1 气质条条件及生生产要求求表1.11原料气气组成序号组成名称称摩尔组成成，n%10.7119220.1111630.0779740.0118950.0227160.0003570.0006380.0005290.02280100.00005总结1.00000原料气处处理量，条件为为（绝）。处理量换换算为流流量则为为。设计条件件及要求求：设计条件件：进装置置原料天天然气压压力（绝绝）。进装置置原料天天然气温温度300。设计所要要达到的的要求：回收天天然气

15、中中的液烃烃，要求求丙烷的的收率65%。外输输气C1+C20.91。设计的的工艺流流程，工工艺尺寸寸符合要要求。1.2 轻烃回回收方法法气体过冷冷工艺(GSPP)及液液体过冷冷工艺(LSPP)11：19887年Ovaaofff工程公公司等提提出的GGSP及及LSPP是对单单级膨胀胀机制冷冷工艺(ISSS)和多多级膨胀胀机制冷冷工艺(MTPP)的改改进。美美国GPPM气体体公Gooldssmitth天然然气处理理厂NGGL回收收装置即即在改造造后采用用了GSSP法。该该装置在在19776年建建成，处处理量为为22001004m3/d，原采采用单级级膨胀机机制冷法法，19982年年改建为为两级膨膨

16、胀机制制冷法，处处理量为为24221004m3/d，最最高可达达31001004m3/d，但但其乙烷烷收率仅仅为700%。之之后改用用单级膨膨胀机制制冷的GGSP法法，乙烷烷收率有有了明显显提高，在在19995年又又进一步步改为两两级膨胀胀机制冷冷的GSSP法，设设计处理理量为33801044m3/d，乙乙烷收率率(设计值值)高达955%。直接换热热(DHHX)法法：DHHX法是是由加拿拿大埃索索资源公司司于19984年年首先提提出，并并在JuudyCCreeek厂的的NGLL回收装装置实践践后效果果很好。该该法的实实质是将将脱乙烷烷塔回流流罐的凝凝液经过过增压、换换冷、节节流降温温后进入入D

17、HXX塔顶部部，用以以吸收低低温分离离器进该该塔气体体中的CC3+烃类，从从而提高高C3+收率。将将常规膨膨胀机制制冷法(ISSS)装置置改造成成DHXX法后，在在不回收收乙烷的的情况下下，实践践证明在在相同条条件下CC3+收率可可由722%提高高到955%，而改造造的投资资却较少少。我国国吐哈油油田有一一套由LLindde公司司设计并并全套引引进的NNGL回回收装置置，采用用丙烷制制冷与膨膨胀机联联合制冷冷法，并并引入了了DHXX工艺。该该装置以以丘陵油油田伴生生气为原原料气，处处理量为为12001004m3/d，由由原料气气预分离离、压缩缩、脱水水、冷冻冻、凝液液分离及及分馏等等系统组组成

18、。冷剂制冷冷法工艺艺技术的的发展：混合冷冷剂制冷冷(MRRC)法法采用的的冷剂可可根据冷冷冻温度度的高低低配制冷冷剂的组组分与组组成，一一般以乙乙烷、丙丙烷为主主。当压压力一定定时，混混合冷剂剂在一个个温度范范围内随随温度逐逐渐升高高而逐步步气化，因因而在换换热器中中与待冷冷冻的天天然气温温差很小小，故其其效率率很高。当当原料气气与外输输干气压压差甚小小，或在在原料气气较富的的情况下下，采用用混合冷冷剂制冷冷法工艺艺更为有有利。油吸收法法的发展展：马拉(MMehrra)法法是近年年来发展展的一种种油吸收收法的改改进工艺艺，其实实质是用用其他物物理溶剂剂(例如N-甲基毗毗咯烷酮酮)代替吸吸收油，

19、吸吸收原料料气中的的C2+或C3+烃类后后采用闪闪蒸或汽汽提的方方法获得得所需的的乙烷、丙丙烷等。马马拉法借借助于所所采用的的特定溶溶剂及不不同操作作参数，可可回收CC2+、C3+、C4+或C5+等。例例如，乙乙烷及丙丙烷的收收率可依依市场需需要，分分别为22%90%和2%1000%。这这种灵活活性是只只能获得得宽馏分分凝液的的透平膨膨胀机所所不能比比拟的。1.3 轻烃回回收装置置设计的的意义目前，我我国乃至至世界上上一些发发达国家家所使用用的清洁洁燃料还还是以天天然气，液液化石油油气以及及柴油为为主。而而天然气气和液化化石油气气都是非非常宝贵贵的化工工原料，深深加工后后的附加加值很高高，因没

20、没有很好好的替代代能源，只只能将其其作为普普通的燃燃料烧掉掉。在当当今世界界能源供供应日益益紧张的的情况下下，将其其作为普普通燃料料烧掉是是资源的的浪费，我我国提出出贯彻开开发与节节约并重重的方针针，改善善能源结结构与布布局，依依靠科学学技术进进步，因因地制宜宜的开拓拓可替代代气源，以以提高城城市现代代化，发发展经济济，减少少环境污污染，提提高城市市品位，这这是各级级主管部部门今后后的首要要任务。将轻烃作作为燃料料可以解解决我国国石油资资源短缺缺，环节节石油供供需矛盾盾，加快快我国能能源结构构调整，是是经济社社会可持持续发展展的有效效措施。随随着我国国经济建建设的迅迅速发展展以及小小城镇，新新

21、农村建建设步伐伐的加快快，对洁洁净能源源需求将将日益扩扩大，这这也为轻轻烃的应应用提供供了广阔阔的市场场，其间间蕴藏着着巨大的的商机，是是二十一一世纪最最具投资资价值的的能源项项目。2工艺方方案及流流程2.1工工艺方案案根据设计计要求，拥拥有压差差而已利利用，可可以采用用膨胀机机制冷法法，根据据回收要要求，对对丙烷的的回收要要求不高高，因此此，可以以采用内内冷法。利利用自身身降温即即可以达达到分离离要求。2.2 装置的的原则工工艺流程程图图2.11 装置置原则工工艺流程程图2.3 生产流流程简述述原料气自自净化厂厂来，进进入分离离罐C-1011，沉降出出颗粒杂杂质，再再经压缩缩机Y-1011和

22、Y-1102两两级压缩缩送至分分子筛干干燥器GG-1001除去去其中的的水分，经经冷箱XX-1001降温温后进入入低温分分离器DD-1001，分为气气液两相相，气相相经膨胀胀后进入入低温分分离器DD-1002进一一步分离离，气相相进入干干气管道道，D-1011的液相相经冷箱箱换热后后与D-1022的液相相混合后后经泵BB-1001输送送至加热热器E-1033加热至至一定温温度后进进入脱乙乙烷塔TT-1001，塔顶顶冷凝器器E-1004，气气相进入入干气管管道，液液相回流流，塔底底再沸器器E-1105。塔塔底产物物经泵BB-1002输送送至丙丁丁烷塔TT-1002，塔塔顶冷凝凝器冷凝凝回流，得得

23、到产品品和，塔底底得到。3物料衡衡算简捷计算算的主要要步骤： 假设满足足清晰分分割，进进行初步步物料衡衡算 确定塔的的操作压压力及温温度 确定， 校核物料料平衡 确定R，N 确定进料料位置 实际板数数3.1 脱乙烷烷塔的物物料衡算算3.1.1 清清晰分割割根据化化工分离离过程2计算方法，取重关键组分为丙烷，轻关键组分为乙烷，假设塔顶丙烷含量不超过0.025，塔底乙烷含量不超过0.05，以100mol计算，脱乙烷塔进料温度,压力，进料流量为476.84，在该条件下，查化工热力学（张乃文等）3得有表3.1数据：表3.11 原料料气热力力学性质质(,)组分K值相对挥发发度摩尔分数数10.55115.

24、00360.366903322.21173.1770.233143340.699901.0000.222175590.300580.433750.055348840.222380.322020.077690060.09983880.144070.000998850.07760220.100880.01177441续表3.1：0.02268990.033850.0114755330.44143.55050.00049006对进料组组分进行行清晰分分割计算算，可得得表3.2数据：表3.22 脱乙乙烷塔清清晰分割割计算编号组分名称称摩尔组成成136.990336.9903-223.114323.11

25、43-0.005W0.055W322.11760.0225D22.1176-0.0025DD45.3448-5.344857.6991-7.699160.9999-0.999971.7774-1.777481.4775-1.477590.4991-0.4991100DW根据F=D+WW，可以以得到塔塔顶流量量D=2283.7633，塔底底流量为为W=1193.0777。结果果如表33.3：表3.33 清晰晰分割计计算结果果编号组分名称称摩尔组成成136.990336.9903-223.114321.11182.0225322.11761.488820.668845.3448-5.38857.6

26、991-7.71160.9999-1.01171.7774-1.79981.4775-1.49990.4991-0.49910059.550940.44913.1.2最少少理论板板数计算算最下理论论板数可以计算算得到：,。所以清晰晰分割合合理。3.1.3 最小小回流比比及实际际回流比比计算根据Unnderrwoood公式式：和代入数据据试差可可以计算算出，,取实际际回流比比为最小小回流比比的1.25倍倍。可得3.1.4 确确定实际际板数及及进料位位置根据;则则可以查查图得到到故，设塔塔板效率率为600%，则则实际板板数为块块。精馏段理理论板数数为：，实实际板数数为，故故进8料位置置在从上上往下

27、数数第五块块板处。3.1.5 进进料温度度的确定定在时，根根据计算算可得到到，所以以此时为为泡点进进料。进进料温度度为。3.2 丙丁烷烷塔的物物料衡算算3.2.1 清清晰分割割取重关键键组分为为，轻关关键组分分为，假假设塔顶顶含量不不超过00.00034，塔塔底含量量不超过过0.002344，以1000mool计算算，丙丁丁烷塔进进料温度度，压力，进进料流量量为1993.008，在在该条件件下，查查3得如表表3.55数据：表3.44 原料料气热力力学性质质（,）组分K值相对挥发发度摩尔分数数-0.00000003.700817.11270.03303111.29975.99910.544282

28、20.600882.81120.13320550.466132.133070.18899110.211651.0000.02246660.177290.799860.04438220.066720.311040.0336444-0.0000000对进料组组分进行行清晰分分割计算算，可得得表3.6数据：表3.55 丙丁丁烷塔清清晰分割割计算编号组分名称称摩尔组成成13.03313.0331-254.228254.2282-313.220513.2205-418.999118.9991-0.000344W0.00034WW52.46660.02234DD2.4666-00.02234DD64.38

29、82-4.388273.6444-3.6444-100DW根据F=D+WW，可以以得到塔塔顶流量量D=1176.9266，塔底底流量为为W=116.1173。计计算结果果如表33.6：表3.66 清晰晰分割计计算结果果编号组分名称称摩尔组成成13.03313.0331-254.228254.2282-313.220513.2205-418.999118.9962550.0228552.46662.14440.322264.3882-4.388273.6444-3.6444-10091.6633668.377643.2.2 最最少理论论板数计计算最少理论论板数可以计算算得到,。所以清晰晰分割合合

30、理。3.2.3 最最小回流流比及实实际回流流比计算算根据Unnderrwoood公式式：和代入数据据试差可可以计算算出，取实际际回流比比为最小小回流比比的1.25倍倍。可得。3.2.4 确确定实际际板数及及进料位位置根据；则则可以查查图得到到故，设塔塔板效率率为600%，则则实际板板数为块块。精馏段理理论板数数为：，实实际板数数为，故故进料置置在从上上往下数数第九块块板处。3.2.5 进进料温度度的确定定根据泡点点计算得得到在时时，所所以此时时为泡点点进料。故故进料温温度为。4 能量量衡算4.1 脱乙烷烷塔的能能量衡算算4.1.1 EE-1004热负负荷由模拟得得，体系选取取如图44.1：图4

31、.11 冷凝凝器负荷荷体系示示意根据化化工原理理（陈陈敏恒等等）44可以以计算：塔顶冷凝凝器： =。4.1.2 EE-1005热负负荷，能量衡算算范围如如图4.2：图4.22 再沸沸器热负负荷衡算算范围示示意由全塔热热量恒算算式即：，其中令，则，假设设成立。4.1.3 循循环水用用量（1）冷冷却水用用量取循环水水上水温温度200，下水温温度为440，水水。（2）水水蒸气用用量低压蒸汽汽下，。4.2 丙丁烷烷塔的能能量衡算算4.2.1 EE-1006热负负荷体系选取取如图44.3：图4.33 冷凝凝器负荷荷体系示示意，=。4.2.2E-1077热负荷荷根据计算算可以得得到：，能量衡算算范围如如图

32、4.4：图4.44 再沸沸器热负负荷衡算算范围示示意由全塔热热量恒算算式即：其中令，则，假设设成立。4.2.3 循循环水用用量（1）冷冷却水用用量取循环水水上水温温度200，下水温温度为440，水水的。（2）水水蒸气用用量低压蒸汽汽下，。4.3其其他热量量衡算4.3.1 热热负荷计计算由计算可可得到：E-1001热负负荷，E-1002热负负荷，E-1003热负负荷。4.3.2 水水循环计计算E-1001 冷冷却水计计算：，E-1002 冷冷却水计计算：，E-1003 水水蒸气计计算：。5 设备备的工艺艺计算与与选型5.1 压缩机机的工艺艺计算与与选型根据天天然气输输送与处处理手册册55，选选用

33、往复复式压缩缩机，有有经两级压压缩，每每级压缩缩比为33，压力力由0.4377MPaa（表）升升压到44.2557MPPa(表表)，压降降为500kPaa。，。5.2 分子筛筛干燥器器的设计计与计算算采用4AA型球形形分子筛筛，有效效湿容量：，压降降为时，查查取气体加加工工程程数据手手册6，得得到分子子筛最大大允许空空塔气速速，根据据天然然气加工工工程7，可以得到：吸附床层层直径计计算公式式代入数据据得4A型分分子筛，干干气含水水量一般般为，设设吸附周周期为88h，则含水水量。分子筛动动态平衡衡相对湿湿容量为为，堆密密度，则吸附剂剂用量，吸附床层层高度。5.3 低温分分离器的的设计与与计算5.

34、3.1 DD-1001的设设计与计计算（1）低低温分离离器计算算在4.22MPaa，下，脱脱水后气气体组成成及查3中中P-TT-K图图得到K的值如如表5.1：表5.11原料性性质(，4.22MPaa)组分K值摩尔分数数2.33320.711960.344330.111170.08852660.077970.03324990.011890.02217660.022710.000847760.000350.000593350.000630.000171190.000528.08860.02280据计算，说明明进料的的实际泡泡点温度度和露点点温度分分别低于于和高于于规定的的闪蒸温温度，闪闪蒸问题题成

35、立。根据22中闪蒸方方程式：迭代方程程：导数方程程：经迭代计计算，当当时，符合p-T-KK图的精精确度。，。由（i=1,22c）（i=11,2c）计算所得得x，y列于表表5.2：表5.22 x，y值计算算结果0.37720880.86678660.20075220.07712330.22216770.01189000.05585990.00019000.08860110.00018770.01114550.00001000.02207220.00001220.01172770.00000330.00047000.0337988（2）低低温分离离器尺寸寸设计天然气相相对密度度，气体体流量为为，温

36、度2333.115K，压压力4.1MPPa（绝绝）下,由天天然气集集输工程程88可得得，查图得得。由解得。液体的负负荷约束束：液体流量量，停留留时间。则筒体长长度。长径比。则低温分分离器高高度为。根据经验验，进口口速度取取，出口口速度取取。操作条件件下气体体流量，故入口半半径，出口半径径。5.3.2 DD-1002的设设计与计计算（1）低低温分离离器计算算在1.55MPaa，下，脱脱水后气气体组成成及查3中P-T-KK图得到到K的值如如下表55.3：表5.33原料性性质表（，1.55MPaa）组分K值摩尔分数数2.78880.899120.122850.055760.01138330.0009

37、80.000299910.000060.000156630.000160.0000355480.0000044-0.00000-0.0000018.1180.03391据计算，说明明进料的的实际泡泡点温度度和露点点温度分分别低于于和高于于规定的的闪蒸温温度，闪闪蒸问题题成立。根据22中闪蒸方方程式：迭代方程程：导数方程程：经迭代计计算，当当时，符合合p-TT-K图图的精确确度。由（i=1,22c）（i=11,2c）计算所得得x，y列于表表5.4：表5.55 x，y计算结结果0.322583330.900846690.377330090.044798890.222753360.000314480.011843300.000005550.055132280.000008800.000135500.000000000.000000000.000000000.000000000.00000000.0002