天然气轻烃回收工艺毕业论文.doc

摘 要天然气作为一种宝贵的资源在人民生活和工业部门中有着广泛的应用。天然气，它不仅是一种优质的清洁燃料，也是近代化学工业的重要原料来源。从天然气中回收的轻烃分解出来的乙烯是有机合成产品的基础原料，可以生产数百种合成材料，是世界上产量最多的化工中间产品。以天然气凝液为原料生产乙烯，收率高、成本低、投资少。随着科学技术的推广及其人们安全意识的加强，不同行业都对生产过程中的高效率、可靠性、安全性、经济性及其科学性等提出了越来越高的要求。经过四年的学习努力，为了进一步掌握和贯通所学的知识，对轻烃回收装置增加了解，对轻烃回收装置工艺再次做出了工艺设计，改善并增强整个装置工艺的工艺流程。本文重点论述了：l）天然气的化工作用，天然气轻烃回收的目的，各种天然气轻烃回收工艺及发展，轻烃的加工利用及其发展趋势；2）了解轻烃回收工艺的流程和作用；3）轻烃回收装置的工艺设计：分离器的设计，分子筛的设计，关键词：轻烃回收装置 工艺设计 天然气 发展Abstract As a precious natural resource, natural gas is used widely in peoples life and industry. It is not only high grade and clean fuel, but also an important raw material of chemical industry in last history. Ethylene decompounded from light hydrocarbon is a base raw material of synthetic organic product, which can be used to made hundreds of synthetic material, and it is the most output intermediate product in the world. It is a beneficial and low cost way, need not much investment to produce ethylene by means of liquefied natural gas. With the popularization of science and technology and enhancement of peoples safety consciousness, different trades put forward higher requirement to efficiency rate, reliability, safe nature, economy and its science etc in the process. In order to improve labors environment and intension, cut down the reduction of output and stop production by mans factors, designing a high efficiencys control system for Light Hydrocarbon Recoverys apparatus, and it is important to improve and strengthen the grade of whole apparatus The main contents of this paper includes:1) This paper gives a overall summary of the function of natural gas chemical industry, the reason why we recover NGL, deep process ways of NGL and their development trends.2) Understand the process and the role of Light hydrocarbon recovery process 3) The design of light hydrocarbon Recovery UnitKeywords: Light Hydrocarbon Recovery, Process Design, Natural gas, Development目 录1 绪论11.1 天然气轻烃回收的目的11.2 轻烃回收工艺11.2.1 吸附法11.2.2 油吸收法21.2.3 冷凝分离法21.3 轻烃回收工艺方法进展41.3.1 国内轻烃回收工艺的发展及现状分析41.3.2 国外轻烃回收工艺的发展及现状分析41.3.3 国内外轻烃回收技术的发展趋势51.3.4 国内外轻烃回收工艺差距52 设计说明书62.1 设计概述62.1.1 设计依据62.1.2 设计原则62.1.3 设计内容62.1.4 相关标准62.2 主要设计参数说明72.3 工艺流程设计说明73 轻烃回收工艺计算93.1 分子筛吸附器设计计算93.1.1 设计计算中涉及的主要计算公式93.1.2 分子筛的直径计算113.1.3 再生热负荷计算123.1.4 再生气量的计算133.1.5 冷却气量计算133.1.6 压力降计算（吸附）143.1.7 转效点计算143.1.8 传质区长度的计算143.1.9 吸附器材质和壁厚计算153.2 板翅式换热器的工艺计算153.2.1设计计算中涉及的主要计算公式163.2.2 翅片型式与结构参数的选择173.2.3 基本的设计计算183.2.4 翅片结构参数的选定193.2.5 传热膜系数203.2.6 翅片效率213.2.7 有效传热面积223.2.8 总传热系数（原料气侧面积为基准）233.3 分离器的工艺设计233.3.1 设计计算中涉及的主要计算公式243.3.2 分离器的工艺计算263.4 膨胀过程热力计算303.4.1 进口条件计算303.4.2 出口条件计算313.4.3 原料气经膨胀后的凝析液量373.4.4 计算膨胀机所产生的功383.4.5 透平膨胀机的设计结果383.5 脱乙烷的工艺设计383.5.1 工艺设计中涉及到的计算公式393.5.2 脱乙烷塔进料组成413.5.3 脱乙烷塔塔顶温度计算423.5.4 脱乙烷塔塔底温度计算423.5.5 脱乙烷塔最小理论板层数计算423.5.6 脱乙烷塔塔径计算433.5.7 脱乙烷塔高度计算443.5.8 填料塔除雾器计算443.5.9 脱乙烷塔壁厚设计计算453.5.10 塔底再沸器设计计算453.6 脱丙丁烷塔设计计算463.6.1 脱丙丁烷塔进料组成463.6.2 脱丙丁烷塔产品各组分组成计算463.6.3 脱丙丁烷塔塔顶温度计算473.6.4 脱丙丁烷塔塔底温度计算473.6.5 脱丙丁烷塔最小理论板层数计算473.6.6 脱丙丁烷塔最小回流比Rmin计算483.6.7 脱丙丁烷塔理论板层数确定493.6.8 脱丙丁烷塔进料板位置确定493.6.9 脱丙丁烷塔塔径计算493.6.10 脱丙丁烷塔高度计算503.6.11 脱丙丁烷塔顶回流罐计算513.6.12 脱丙丁烷塔壁厚设计计算513.6.13 塔底再沸器设计计算523.7 管道选型说明523.7.1 几种流体的流速523.7.2 主要管线划分情况523.7.3 管线选择标准53结 论54致 谢55参考文献561 绪论1.1 天然气轻烃回收的目的 天然气就是地表下孔隙性地层发现的天生的烃类和非烃类混合物，它常和原油伴生在一起。天然气严格的说也是石油，它是石油的气态形式，大多数以甲烷为主，并包括乙烷、丙烷、丁烷和比丁烷重的烃类，以及可能存在的少量氮气、二氧化碳、硫化氢、氦、氧、氢等气体。 天然气用作燃料具有很多优点，容易燃烧，清洁无灰渣，发热量大，热值达9000-10000kca1/Nm3，使用方便，具有市场价格优势。而且天然气是很好的化工原料，世界上氮肥工业、粘合剂工业、合成纤维工业、合成塑料工业等都是以天然气为原料。从天然气中分离出来的乙烷用以代替石脑油作生产乙烯的原料，液化石油气也可作为生产乙烯的原料。美国、加拿大、墨西哥、法国等利用天然气分离得到的丙烷、丁烷生产丙烯、丁二烯以及合成的醋酸、甲酸等基础产品，进一步加工成用途广泛的有机化工产品。国际权威界认为，本世纪将是天然气的世纪。天然气燃料具有很多优点，但是天然气的液烃无论是从市场价格还是以重量或发热值为基准，都高于天然气的价格。搞好轻烃回收可大大降低油气损耗，提高资源的综合利用程度，减少大气污染，提高天然气的整体经济效益，具有重要的现实意义。1.2 轻烃回收工艺 在不同的历史时期，发展了不同的轻烃回收工艺，到现在其方法多种多样，概括起来，有下面三种：吸附法、油吸收法和冷凝分离法。1.2.1 吸附法吸附法是利用固体吸附剂（如活性氧化铝和活性炭）对各种烃类吸附容量不同，而使天然气中各组分得以分离的方法。该法一般用于重烃含量不高的天然气和伴生气的加工过程，一般只限于加工小量天然气。在吸附过程中一直要进行到吸附剂被重烃所饱和，然后停止吸附，而通过少量的热气流，将吸附床上的烃类脱附，经冷凝分离出所需的产品。吸附法具有工艺流程简单、投资少的优点，但它不能连续操作，且运行成本高，产品范围局限性大，因此应用不广泛。1.2.2 油吸收法 油吸收法是基于天然气中各组分在吸收油中的溶解度差异，而使不同的烃类得以分离。根据操作温度的不同，油吸收法可分为常温吸收和低温吸收。常温吸收多用于中小型装置，而低温吸收是在较高压力下，用通过外部冷冻装置冷却的吸收油与原料气直接接触，将天然气中的轻烃洗涤下来，然后在较低压力下将轻烃解吸出来，解吸后的贫油可循环使用，该法常用于大型天然气加工厂。采用低温油吸收法C3收率可达到（8590%）,，C2收率可达到（2060%）。 油吸收法广泛应用于上世纪60年代中期，但由于其工艺流程复杂，投资和操作成本都较高，上世纪70年代后，己逐步被更合理的冷凝分离法所取代。上世纪80年代以后，我国新建的轻烃回收装置己较少采用油吸收法。1.2.3 冷凝分离法该法是利用原料气中各组分冷凝温度不同的特点，在逐步降温的过程中依次将较高沸点的烃类组分冷凝分离出来。冷凝分离法最根本的特点是需要提供一定低温位的冷量，使原料气降温，具有工艺流程简单、运行成本低、回收率高的特点，目前在轻烃回收技术中得到广泛应用。按冷量提供方式的不同可分为外加冷源法、自制冷法和混合制冷法。1.2.3.1 外加冷源法 天然气冷凝分离所需要的冷量由独立设置的冷冻系统提供。系统所提供冷量的大小与被分离的原料气无直接关系，故又可称为直接冷凝法。根据被分离气体的压力、组分及分离的要求，选择不同的冷冻介质。制冷循环可以是单级也可以是多级串联。常用的制冷介质有氨、氟里昂、丙烷或乙烷等，也可以多种冷冻介质配合使用来获得更低的温度。由于环保因素，氨和氟里昂己被逐渐淘汰，在我国，丙烷制冷工艺应用于轻烃回收装置还不到10年时间，但山于其制冷系数较大，制冷温度为（-35-30），丙烷制冷剂可由轻烃回收装置自行生产，无刺激性气味，因此近儿年来，该项技术迅速推广，我国新建的外冷工艺天然气轻烃回收装置基本都采用丙烷制冷工艺，一些原设计为氨制冷工艺的老装置也在改造成丙烷制冷工艺。 外冷法的优点是制冷系统制冷量不受原料气的贫富程度的限制，对原料气的压力无严格要求，可根据回收率的要求确定原料气被冷却后的温度，在装置运转中，可根据原料气量和组成的变化以及季节性的气温变化来改变制冷量的大小。上世纪80年代之前，我国投产的轻烃回收装置都采用单纯的外制冷工艺流程。目前该方法仍是我国各油田采用较多的工艺方法之一。1.2.3.2 自制冷法 自制冷法主要用于回收C3或C2，它是利用原料气进天然气凝液回收装置的压力降产生制冷效应。制冷量取决于原料气本身的压力和组成，不设置独立的制冷系统。这种效应的产生，现阶段通常采用等嫡效率最高的透平膨胀机，此外还有热分离机、节流阀等膨胀制冷方式。 (1)节流制冷法节流制冷法主要是依据焦耳一汤姆逊效应，较高压力的原料气通过节流阀降压膨胀，使原料气冷却并部分液化，以达到分离原料气的目的。该方法具有流程简单、设备少、投资少的特点，但此过程效率低，只能使少量的重烃液化，故只有在气体有压力能可利用，处理量小，气体重烃含量少和收率要求不高时才选用此方法。 (2)透平膨胀机制冷法 采用透平膨胀机制冷法的前提条件是有自由压力能供利用的场合。当具有一定压力的天然气通过透平膨胀机时，其膨胀过程近似于等嫡膨胀过程，获得膨胀功的同时，气流的温度将急剧下降。因此，气流中的烃组分将被冷凝下来。 膨胀机制冷法的特点是流程简单，设备数量少，维护费用低，公用工程消耗低，占地面积小，因此近年来采用的较多。但是当处理量过小时不宜采用，因为此时膨胀机效率较低，可考虑采用热分离机。 (3)热分离机制冷法 热分离机装置的流程与透平膨胀机装置类似，主要差别是主冷设备不同，它是利用高能动力气体由转动(或静止)的喷嘴分配进入末端封闭的容器，形成压缩、膨胀，由动能转变为热能的多变过程。压缩时放出的热量由周围环境吸收掉，而膨胀时则相似于等嫡过程使气体降温而达到制冷的目的。 热分离机具有结构简单，维修方便，省人省电，允许带液工作的特点，适用于小气量、带液量大和气源压力较高的场所。但是国内开发应用的热分离机制冷技术，由于热分离效率低、适应性差、技术性能差、质量不过关等原因，在我国仍处于工业试验阶段。1.2.3.3 混合制冷法 为了最大限度地从天然气中回收轻烃，要求的温度更低，单一的制冷法一般难以达到，即便有时膨胀机制冷能达到温度，但由于出口带液问题，对富气仍是不适用的，这时往往采用混合制冷法，即冷冻循环的多级化和混合冷剂制冷以及膨胀机加外冷的方式来实现。目前，轻烃回收工艺上应用最多的是外加冷剂循环制冷作为辅助冷源，膨胀制冷作为主冷源，并采取逐级冷冻和逐级分离出凝液的工艺措施来降低冷量消耗和提高冷冻深度，以达到较高的冷凝率，回收原料气中绝大部分丙烷组份，达到回收目的。这种方法具有许多优点：1)有两个冷源，因此运转适应性较大，即使外加制冷系统发生故障，装置也能在保持较低收率情况下继续运行。2)混合制冷法中的外加制冷系统比外加冷源法要简单、容量小;外加冷源解决高沸点较重烃类冷凝问题，膨胀制取的冷量用在较低温度位。3)此种流程组合即可提高乙烷、丙烷收率，又可大大减少装置的能耗。1.3 轻烃回收工艺方法进展1.3.1 国内轻烃回收工艺的发展及现状分析 我国的天然气分离轻烃回收技术起步较晚，四川约始于上世纪60年代开展了从天然气中分离、回收C2液体产物的试验工作，大约只相当于国外上世纪3040年代的“天然汽油时代”，由于工艺技术的限制，轻烃的收率很低，回收的产品仅作为工业或民用燃料，用途有限，发展缓慢。在上世纪7080年代，随着北方各大油田陆续开发，其兼产的油田气也登上了加工的舞台，天然气加工对象扩伸向C2产物。近年来，由于我国石油化工飞速发展和世界的能源危机，使天然气及轻烃的需求量急剧增长，促使了我国轻烃回收技术的迅速发展。我国在国外技术经验的基础上，设计出了适合国内油气田特点的工艺方法。目前国产装置采用的主要工艺方法，归纳起来有:外部冷剂循环制冷；膨胀机制冷；冷剂制冷和膨胀制冷相结合的混合制冷。制冷温度不低于50的浅冷装置，大部分采用冷剂制冷或单级膨胀制冷，中深冷装置大部分采用冷剂制冷和膨胀制冷相结合的混合制冷方法。目前，我国中深冷装置主要用于提高C3收率，乙烷大部分都未回收。混合制冷主要优点是制冷温度低，产品收率高，对原料气的变化适应性强，缺点是流程比较复杂，投资高，装置的能耗也比较高。 国内开发应用的热分离机制冷技术，上世纪70年代中期进入油田伴生气的加工行业，1984年浙大设计承建的两套热分离机回收轻烃装置在辽河油旧投入使用。从此，国内除节流、透平膨胀制冷外，热分离机也开始应用于轻烃回收领域。1.3.2 国外轻烃回收工艺的发展及现状分析国外的分离回收技术己有近100年的历史，工艺较先进，一些国家在提高加工深度、增加收率、合理利用油气资源上都取得了显著的成绩在不同的历史时期，采用不同的回收方法。自上世纪70年代以来，国外以节能降耗，提高液烃收率为目的，对轻烃回收装置进行了一些列改进，出现了许多新工艺。这些新工艺主要是在膨胀制冷流程和冷剂制冷流程基础上加以改进而发展起来的。1.3.2.1 气体过冷工艺(GSP)和液体过冷工艺(LSP) 此工艺是对工业标准单级膨胀制冷工艺(ISS)和多级膨胀制冷工艺(MTP)的改进。采用GSP工艺可在保持较高C2烃类收率的情况下，使原料气中C2的容许含量高于膨胀制冷工艺的容许含量，而且功耗较低。1.3.2.2 直接换热工艺(DHX)DHX工艺是埃索资源公司首先提出并在Judy Creek工厂实践，叮收率由原来的72%增加到95%。实践证明，在不回收乙烷的情况下，利用DHX工艺可很容易地对现有的膨胀制冷流程加以改造，多数情况下所用投资较少。1.3.2.3 混合冷剂制冷工艺 与传统的单组分冷剂或阶式制冷法相比，混合冷剂制冷(MRC)法采用的冷剂可根据冷冻温度的高低配制冷剂的组分与组成一般是以乙烷、丙烷为主。当压力一定时，混合冷剂在一个温度范围内随着温度逐渐升高而逐步汽化，因而在换热器中与待冷冻的天然气的传热温差很小，故其用效率很高。当原料气与外输干气压差甚小，或在原料气较富的情况下，采用混合冷剂制冷法的工艺更为有利。1.3.3 国内外轻烃回收技术的发展趋势国内外轻烃回收技术将以低温分离法为主，向投资少、深分离、高效率、低能耗、橇装化、自动化的方向发展。1.3.4 国内外轻烃回收工艺差距近年来，轻烃回收作为油气田新的经济增长点，越来越受到重视，我国轻烃回收技术水平取得了较大的进步，但从国内外轻烃回收技术的现状可以看出，我国轻烃回收技术与国外先进技术还有一定的距离。国内天然气资源丰富，发展轻烃回收技术具有重要的意义。2 设计说明书2.1 设计概述2.1.1 设计依据SY/T00762001天然气脱水设计规范SY/T00772003天然气凝液回收设计规范HG206521998塔设备GB/T90192001压力容器公称直径2.1.2 设计原则本设计遵循降低能耗、提高回收率为原则，力求以最小的能耗得到最高的回收率为目的设计。根据原料气中C3+含量及自身可利用的压力降大小等因素选择合适的制冷工艺。根据原料气预冷温度要求的脱水深度及原料气组成等多方面选择合适的脱水工艺流程。2.1.3 设计内容本设计主要根据已知天然气气源工况进行凝液回收装置工艺设计。其中包括分离器工艺设计、吸附塔工艺设计、冷箱及预冷分离器工艺设计、膨胀机工艺设计、脱乙烷和丙丁烷塔工艺设计六大部分。2.1.4 参考资料化学工程手册编辑委员会.化学工程手册（上、下）M.化学工业出版社，1989.余国骔.化工机械工程手册M.化学工业出版社，2003.刘巍.冷换设备工艺计算手册M.中国石化出版社，2003.钱颂文.换热器设计手册M.化工出版社，2002.中国石化上海工程有限公司.化工工艺设计手册M.化学工业出版社，2003.锅炉技术标准规范汇编M.中国标准出版社，2002.汇编技术委员会编.压力容器相关标准汇编 M.中国标准出版社，2001.2.2 主要设计参数说明原料气处理量为100104Nm3/d；进气压力为4.5Mpa；进气温度为38；出站压力1.6 Mpa；LPG质量指标： C23、 C53。原料气气体组成： 表2.1 原料气组成 气体组分C1C2C3nC4iC4nC5iC5N2莫尔分数0.83210.09710.04220.01120.01000.00300.00150.0029表2.2 物流参数表12345678流量(kmol/h)4013.164010.783228.78783.15448.163558.9512.56435.6压力(MPa)4.54.51.64.51.51.51.41.4温度(K)311223171.65223311.5283.54316.5406.5密度 (kmol/m3)1.9732.9571.95815.6539.7520.785110.5239.584分子量19.7219.8519.8740.5678.2519.3250.6378.25组成C10.83210.83260.89480.563200.732100C20.09710.09510.07450.18430.08340.01090.08540C30.04220.04020.01860.13820.72590.00030.745350nC4 0.010.0160.00160.0440.01040.00010.0640.1059iC4 0.01120.01520.00240.04760.006500.10650nC5 0.00150.0010.00010.00720.0173000.1822iC5 0.0030.00250.00040.01380.004300.00050.7119N20.00290.00240.00330.00100.0033002.3 工艺流程设计说明工艺流程设计：初始原料气在进入流程之前，夹带有油、游离水和泥沙等杂物，所以在原料气的进口处设置一个原料气的预分离器，由于卧式分离器在处理气体流量很大的情况下，分离效果要优于立式分离器，所以选用卧式分离器；由于原料气中含水量较少，而且需要深度脱水，所以选用分子筛脱水，考虑到实际中是进行24小时生产，所以采用双塔分子筛脱水装置；为了减少生产中的能耗，提高效益，设置一个换热器，并采用现在技术较先进的板翅式换热器；气体预冷后，可以分离出一部分的重组分，由于分离的流量不大，所以采用立式分离器；对于本设计由于原料气气质条件较贫，来料气压力较高，与外输干气之间有相当的压差可以利用，则选用膨胀机制冷。现有的膨胀机中透平膨胀机在各种场合运用最广，所以本设计里液采用透平膨胀机；在最后的分离阶段，采用现有技术较先进的填料塔，而填料中规整填料效果比散装填料好，所以采用规整填料中运用较广的金属波纹板250Y型规整填料；凝液在脱乙烷塔内脱除C2后，进入脱丙丁烷塔精馏，塔顶产生的气体经过冷凝即得到产品液化石油气（LPG），塔底产生的液体即是轻油产品。最后的产品列于下表： 表2.3 产品说明表 压力MPa温度 回收率产量kg/h干气1.6 3495.67987.6液化气1.343.5 96.82586.3轻油1.339 98.73284.5图2.1 轻烃回收工艺流程图3 轻烃回收工艺计算3.1 分子筛吸附器设计计算分子筛是一种人工合成的无机吸附剂，它是具有骨架结构的碱金属或碱土金属的硅铝酸盐晶体。分子筛通常分为X型和A型两类。它们的吸附机理是相同的，区别在于晶体结构的内部特征。A型分子筛具有与沸石结构类似的物质，所有吸附均发生在晶体内部孔腔内。X型分子筛能吸附所有能被A型分子筛吸附的分子，并且具有稍高的容量。分子筛表面具有较强的局部电荷，因而对极性分子和不饱和分子有很高的亲和力。在脱水过程中，分子筛作为吸附剂的显著特点是：1具有很好的选择吸附性。分子筛能按照物质的分子大小进行选择吸附。由于一定型号的分子筛其孔径大小一样，所以一般说来只有比分子筛孔径小的分子才能被分子筛吸附在晶体内部的孔腔内，大于孔径的分子就被筛去。通过选用适当型号的分子筛，可以达到选择性的吸附水，减少甚至消除其他气体成分的共吸附作用，因而更加提高了吸附水的能力。经分子筛干燥后的气体，一般含水量可达到（0.110）ppm，冷凝分离法轻烃回收装置中多用4A，5A等分子筛做吸附剂，可以将天然气干燥至低露点。2具有高效吸附特性。分子筛在低水汽分压、高温、高气体线速度等苛刻的条件下仍然保持较高的湿容量。这是因为分子筛的表面积大于一般的吸附剂，达（700900）m2/g。随着相对湿度进一步降低，分子筛的湿容量与其他干燥剂相比相对地提高，因而分子筛用于天然气深度脱水时较其他吸附剂优越。3.1.1 设计计算中涉及的主要计算公式1）分子筛的允许气体质量流量： (3.1)式中 允许的气体质量，kg/(m2s)；系数，气体自上而下流动，值在0.250.32；自下而上流动，取0.167；分子筛的堆密度，kg/m3；气体操作条件下的密度，kg/m3；分子筛的平均直径 m。2）气体通过床层的压力降： (3.2)式中 压降，kPa； 床层高度，m； 气体粘度，mPas； 气体流速，m/min； 气体操作条件下的密度，kg/m3。3) 操作条件下气体流量 (3.3)式中 标准条件下的压力，MPa； 标准条件下的流量，m3/h； 标准条件下的温度，K。4）转效点的计算 (3.4)式中 达到转效点的时间，h；X 选用的分子筛有效吸附容量，；分子筛的堆密度，kg/m3；整个床层长度，m；q 床层截面积的水负荷, kg/(m2h)。 5)吸附传质区长度 (3.5)式中 吸附传质区长度，m；A系数，分子筛A = 0.6，硅胶 A = 1，活性氧化铝A = 0.8；q床层截面积的水负荷，kg/(m2h)；空塔线速（气体流速），m/min；进吸附气体相对湿度，。采用膨胀制冷法回收轻烃的装置,由于原料气需要深度的制冷（一般采用原料气制冷的温度在-70以下）因而需要对原料气进行深度脱水。由于采用分子筛做吸附剂脱水可以达到比较大的露点降。因而这种方法广泛应用与轻烃回收装置中。采用球形4A分子筛吸附脱水，已知4A分子筛的颗粒直径为3.2mm，堆密度为660Kg/m3，吸附周期采用8小时，加热再生时间为4.2小时，冷却时间为3.2小时。天然气处理量： Qg=10010Nm/d (101.325kPa，0)工况下密度是： 28.1337 kg/m3分子筛的颗粒直径： D=3.2mm操作压力： P=4.5MPa操作温度： T=38堆密度： =660 kg/m3吸附周期： T1=8h再生时间： T2=4.2h冷却时间： T3=3.2h技术要求：. 吸附操作：操作温度：T = 273 + 38 = 311 K操作压力：P = 4.5MPa吸附剂的使用寿命：23年. 再生操作：操作周期 T = 8 小时. 分子筛吸附水储量为 8 kg(H2O)/100kg(吸附剂)3.1.2 分子筛的直径计算原料气在P=4.5Mpa,t=38校正后的饱和水含量查天然气集输工程图21为1800g/1000m3，按全部脱去考虑，需脱水量：10001.80/24=75kg/h操作周期8小时，总共脱水：875=600kg根据查图法，天然气的相对密度取0.6，查图118，压缩系数Z=0.9055。操作条件下的气体量： 0.296m3/s天然气的平均分子量为：18.1095已知=660kg/m3, g41.8 kg/m3，=3.2mm，根据气体自上而下流动，C值在0.250.32；自下而上流动，C取0.167，最后C取0.29，将数据代入公式： 5.057kg/m2s吸附器的截面积： 2.02 m2则直径m，取D=1.6m分子筛有效吸附容量取8 kg(H2O)/100kg(吸附剂)，则吸附器需要分子筛质量：kg，其体积为 m3，床层高度为m，径比：3.1.3 再生热负荷计算用原料气做再生气进行加热，天然气的相对分子质量M = 17.1559，进吸附塔温度为260，分子筛床层吸附终了温度43（即床层升温5），再生加热出吸附器温度为200，床层再生温度1/2(260+200)=230，预先计算在230时，分子筛的比热Cp1=0.96 kJ/(kg)，钢材比热Cp2=0.5 kJ/(kg)，水的吸附比热Cp3=4186.8 kJ/(kg)，瓷球比热Cp4=0.88 kJ/(kg)，吸附筒体是压力容器。预先估计其包括器内附属设备的质量为13200kg，床层上下各铺150mm瓷球，瓷球堆密度2200 kg/ m3，共重约1678kg kJ kJ kJ kJ kJ式中 Q1加热分子筛的热量，KJ；Q2加热吸附器本身(钢材)的热量，kJ；Q3脱附吸附水的热量，kJ；Q4加热铺垫的瓷球的热量，kJ；m1分子筛的质量，kg；m2吸附器筒体及附件等钢材的质量，kg；m3吸附水的质量，kg；m4铺垫的瓷球的质量，kg。加上10热损失，则是5905693kJ。设再生加热时间为4.5小时，则每小时加热量是5905693/4.2=1406117kJ/h。3.1.4 再生气量的计算再生气在230时的平均比热是3.14kJ/(kJ)，再生气温降是：每千克再生气给出热量：kJ/kg需要再生气的量为：kg/h3.1.5 冷却气量计算床层温度自230降到43，则冷却热负荷如下： kJ kJ kJ共计2933115 kJ，冷却气进口38。设冷却时间3.2小时（可变），每小时移却热量2933115/3.2=888822.7kJ/h。冷却气平均比热在130时为2.9 kJ/(kg)，冷却气温差100，需冷却气量888822.7/(2.9100)3065kg/h。3.1.6 压力降计算（吸附）现已知床层高5.64m，即L=5.64m，由有关图表知此状态下mPas，再查表得： kg/m3 m/min，kPa由于加热和冷却时压降都很小，可不计算。3.1.7 转效点计算， kg/m3，m，kg/( m2h)代入数据：h符合原设计吸附8小时的要求。3.1.8 传质区长度的计算 A=0.6，=100 ，q=37.23kg/( m2s)， m/min代入数据：m3.1.9 吸附器材质和壁厚计算 油气对钢材的腐蚀性不大，温度在38，压力为4.5MPa，故选取16MmR合金钢，由文献7可得壁厚公式：式中 P分离器操作压力，MPa； D分离器直径，m； 焊缝系数，取 0.8。 钢材屈服极限，取170算得 =17.55mm取 18mm水压试验： 式中：试验压力，MPa； D分离器直径，m； 有效壁厚，mm。 PT1.25P=1.254.55.625 C=121.610.4 140.5查参考文献7表得16MnR合金钢的345 MPa。又有0.90.90.8345259，则0.9。壁厚18mm满足要求。3.2 板翅式换热器的工艺计算这是一种紧凑式换热器口目前在空分和轻烃回收中广泛应用。它的特点如下：1)传热效率高，由于翅片对流体的扰动使热边界层不断破裂；2)紧凑轻巧，由于采用特殊结构和使用铝合金传热面积可1500-2500m2/m3相当于管壳式换热器的10-20倍。由多层通道叠合组成；3)适应性和互换性大，能适用于气一气、气一液、液一液间不同流体的换热。通过各种通道布置和组合还能适应逆流、错流、多股流的换热，工业上可成批生产，降低成本；4)制造工艺复杂。容易堵塞，清洗困难。缺点：1)由于流道较小，容易堵塞。一旦堵塞后，清洗较困难，因而使用介质一般要求以清洁为宜，最好在物料进口前进行过滤；2)检修、探伤很困难。基本结构：板翅式换热器的基本结构形式是相同的，在二块平的金属板中间夹持一组波形翅片，两边以封条密封而组成一个单元体（见图3.1）。对各个单元体进行不同的叠积，并适当地排列，用钎焊焊牢，就一可得到各种不同流向的组装件，称为板束。在板束的顶、底部还各留有一层主要起绝缘作用的假翅片层(或称工艺层)。再将半圆封头用氢弧焊焊在板束上，就制成了一个板翅式换热器。 图3.1 单元体分解图原料气进入分离器后将液体分离（凝析液等）。气体进入分子筛干燥器，干燥到露点比工艺过程中最低温度还低10，流入气气换热器中冷却，冷源来自脱乙烷塔顶部流出来的贫气。3.2.1设计计算中涉及的主要计算公式1）翅片效率：根据长杆导热机理可以得到下列表达式: (3.6)式中 翅片效率； 双曲正切函数； P翅片参数，。的计算如下：热流体隔在两冷流体之间：；两冷流体之间隔两热流体：。2）翅片表面效率： (3.7)式中 二次传热面积与总传热面积的比值。3）传热系数的计算 (3.8) (3.9)式中 分别为热、冷流体侧面传热系数，kcal/m2h； 分别为热、冷流体侧面给热系数，kcal/m2h； 分别为热、冷流体侧面翅片全效率； 分别为热、冷流体侧面传热面积，m2。3.2.2 翅片型式与结构参数的选择在换热器的选型设计中，一般根据换热器的使用场合、用户要求、换热表面的特点、工作压力、工作温度，选择换热器的类型。而对于板翅式换热器，翅片型式与翅片结构参数的选择是设计、选型的第一步。其选择的原则大致有以下几点：1）锯齿翅片对促进流体的扰动，破坏热阻边界层十分有效，属高性能翅片，j因子、f因子相应地均大于平直翅片。锯齿翅片是目前板翅式换热器中，应用最广泛的高效能翅片，其换热与流动特性随切开长度而变，切开长度越短，传热性能越好，但流动阻力也相应增大。锯齿翅片广泛用于需要强化换热的场合，例如板翅式换热器的气体通道应首先考虑采用。2）平直翅片其换热特性、流动阻力特性与管内流动相似，在相同的雷诺数Re值下，j因子、f因子值相对较低，多用于流动阻力要求严格而自身换热系数较大的场合。平直翅片相对于其他型式翅片，具有较高的强度，故在高压板翅式换热器中多有采用。3）多孔翅片通过翅片的冲孔，使热阻边界层不断破裂、更新，从而强化换热，但在冲孔的同时，也使换热面积减少、翅片强度削弱。多孔翅片多用作导流片，使气、液均布，亦用于相变换热的再沸器、冷凝蒸发器。4）翅片结构参数的选择主要取决于换热系数，在换热系数较小的场合，宜采用高而薄的翅片(即翅高hf较大、翅厚较薄的翅片)，着眼于增大换热面积;而在换热系数较大的场合，宜采用低而厚的翅片(即翅高hf较小、翅厚较厚的翅片)，这样可具有较大的翅片效率;同时翅片参数的选择还要考虑标准化，尽量减少系列品种、尽量套用制造厂商已有的翅片规格，以降低成木。翅片选型与参数选择尚有许多定性、定量的分析方法，由于这是属于比较专门、深人的设计理论，不能详尽。3.2.3 基本的设计计算根据原始数据，设计一个板翅式换热器将从分子筛中出来的原料气冷却，用-81.6的干气将原料气从38冷却到-61。其中冷源是由脱烷塔顶部留出的-81.61的干气，原料气的入口压力是4500kPa。(1)原料气在平均温度为50时的物理性质：比热C=2.06 kJ/(kg)粘度mPas(2)传热量 kJs(3)传热面积对数平均温差T1m为：参照工艺流程，并由文献12-16图求得的低温分离器内气体温度，采用逆流方式。已知： 热天然气： K K 冷天然气： K K 3.2.4 翅片结构参数的选定表3.1选用锯齿型翅片，传热中心部的尺寸如下名称符号单位原料气侧干气侧传热中心部宽LWm1.01.3翅片数nnm2.41022.4102翅片高Lm10.010-310.010-3翅片厚m0.1810-30.1810-3翅片间隙mm4.010-34.010-3层数N1011翅片长Ym1.31.0原料气侧传热面积Aa 翅片： =61.0 m2 平板： =25.0 m2传热面积合计：86.0 m2干气侧传热面积 翅片： =67.1 m2 平板： =27.5 m2传热面积合计：94.6 m23.2.5 传热膜系数 原料气侧流道截面积 m2 原料气的质量速度G kg/ m2s 原料气流道当量直径D m 原料气侧雷诺数 =4139图3.2 传热因子与雷诺数的关系查上图3.2可知传热因子jH为：jH=0.0032则原料气侧的传热膜系数ha为： =348kcal/m2h综上所述，同理可得：干气侧传热膜系数=7500 kcal/m2h。3.2.6 翅片效率流道结构是由空气流道与蒸汽流道相互一层一层交错重迭而成的。这种翅片效率可以视为与立式翅片(轴向翅片)的效率相同，即翅片效率可用下式表示：式中 翅片效率； 双曲正切函数； P翅片参数，；的计算如下：热流体隔在两冷流体之间：；两冷流体之间隔两热流体：。图3.3 / 的值由以上的数据和公式可得：原料气侧的翅片效率：原料气侧污垢系数r=0时，则=160=0.8=0.830干气侧污垢系数r=0时，则 =750 =3.75 =0.263.2.7 有效传热面积 (3.10)式中 平板表面积，m2； 翅片表面积，m2。原料气侧有效传热面积 =75.63 m2干气侧有效传热面积 =44.9 m23.2.8 总传热系数（原料气侧面积为基准） =0