80万方每天轻烃回收装置工艺的设计说明

1、 . . . . 43/50摘要轻烃又称为天然气凝液（NGL），在组成上覆盖，含有凝析油组分（）。轻烃回收是指天然气中比甲烷或乙烷更重的组分以液态形式回收的过程。轻烃回收的目的一方面是为了控制天然气的烃露点以达到商品气质量指标，避免气液两相流动；另一方面，回收的液烃有很大的经济价值，可直接用作燃料或进一步分离为乙烷、丙烷、丁烷、或丙丁烷化合物（液化气）、轻油等，也可以用做化工原料。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。本设计主要针对轻烃的回收装置进行，根据原料气的组成与产品指标，计算出合理的分离序列。通过计算可以得到脱乙

2、烷塔和丙丁烷塔的塔径分别是1.5m和1.8m，理论板数分别为10块和11块，回流比分别为1.500和1.083。脱乙烷塔的操作条件为塔顶-31.75，1.164MPa，塔底为40.52，1.400MPa，丙丁烷塔的操作条件为29.58，0.910MPa，塔底为107.9，0.930MPa。确定塔的形式都为浮阀塔，分别对两个塔的各项参数进行了设计，并对塔进行了水力学校核，所得的塔能较好的达到分离要求。关键词:轻烃；分离；精馏；设计ABSTRACTLight hydrocarbon, which is also calledthe Natural gas condensate, in the co

3、mposition is covered by ,and contains oil condensate components. Light hydrocarbon is point to the process that to recovery the composition as liquid that more heavy thanmethane or ethanein the Natural gas.The purpose of the light hydrocarbon recovery is to control the gas hydrocarbon dew point in o

4、rder 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 o

5、il etc,also can be used as raw material for chemical industry. In addition, as a new clean energy, lighthydrocarbons market foreground is very considerable. So,to design the reasonable light hydrocarbonrecycling equipment has great necessity in chemicalproduction.The design for the main light recove

6、ry 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 of plate ar

7、e 10 and 11 piece,reflux ratio are 1.500 and 1.083,respectively.The operation condition for take off ethane tower are -31.75,1.164MPa for the top and 40.52,1.400MPa for the bottom of propane and butane towerare 29.58,0.910MPa for the top and 107.9,0.930MPa for the bottom.Determine the form of tower

8、for the float valve tower,design variousparameters for the two towers,check them from hydraulics and then they can achieveseparation requirements.Keywords:Light；hydrocarbon；Abruption；Distillation；Design目录1前言.11.1 气质条件与生产要求.11.2 轻烃回收方法.21.3 轻烃回收装置设计意义.32工艺方案与流程.4 2.1 工艺方案.42.2 装置原则工艺流程图.42.3 生产流程简述.4

9、3物料衡算.5 3.1 脱乙烷塔的物料衡算.5 3.1.1 清晰分割 5 3.1.2 确定最小理论板数 73.1.3最小回流比与实际回.7 3.1.4 确定实际板数与进料位置.7 3.1.5 确定适宜的进料温度.8 3.2 丙丁烷塔的物料衡算.8 3.2.1 清晰分割.8 3.2.2 确定最小理论板数.10 3.2.3最小的回流比与实际回流比计算.10 3.2.4 确定实际板数与进料位置.10 3.2.5 确定适宜的进料温度.104能量衡算.11 4.1 脱乙烷塔的能量衡算.11 4.1.1 D-104热负荷.11 4.1.2 D-105热负荷.11 4.1.3 循环水用量.124.2 丙丁烷

10、塔的能量衡算.12 4.2.1 D-106热负荷.12 4.2.2 D-107热负荷.134.2.3循环水用量.144.3 其他热量衡算.14 4.3.1 热负荷计算14 4.3.2 水循环计算145 设备的工艺计算与选型.15 5.1 压缩机的工艺计算与选型.15 5.2 分子筛干燥器的设计与计算.15 5.3 低温分离器的设计与计算.16 5.3.1 D-101的设计与计算.16 5.3.2 D-102的设计与计算.18 5.4 膨胀机的设计与计算.21 5.5 精馏塔的设计与选型.21 5.5.1 脱乙烷塔的设计与选型.21 5.5.2 丙丁烷塔的设计与选型.27 5.6 换热器的设计与

11、选型.34 5.7 换热器选型一览表.366原材料，动力消耗定额与消耗量.37 6.1 原材料.37 6.2 动力消耗.37 6.2.1 冷却水与蒸汽用量37 6.2.2 压缩机与膨胀机功率377设计结果汇总.398结论与建议.43 8.1 结论.43 8.2 建议.43辞.44参考文献.451前言1.1 气质条件与生产要求表1.1原料气组成序号组成名称摩尔组成，n%10.719220.111630.079740.018950.027160.003570.006380.005290.0280100.0005总结1.0000原料气处理量，条件为（绝）。处理量换算为流量则为。设计条件与要求：设计条

12、件：进装置原料天然气压力（绝）。进装置原料天然气温度30。设计所要达到的要求：回收天然气中的液烃，要求丙烷的收率65%。外输气C1+C20.91。设计的工艺流程，工艺尺寸符合要求。1.2 轻烃回收方法气体过冷工艺(GSP)与液体过冷工艺(LSP)1：1987年Ovaoff工程公司等提出的GSP与LSP是对单级膨胀机制冷工艺(ISS)和多级膨胀机制冷工艺(MTP)的改进。美国GPM气体公Goldsmith HYPERLINK :/ t _blank 天然气处理厂NGL回收装置即在改造后采用了GSP法。该装置在1976年建成，处理量为220104m3/d，原采用单级膨胀机

13、制冷法，1982年改建为两级膨胀机制冷法，处理量为242104m3/d，最高可达310104m3/d，但其乙烷收率仅为70%。之后改用单级膨胀机制冷的GSP法，乙烷收率有了明显提高，在1995年又进一步改为两级膨胀机制冷的GSP法，设计处理量为380104m3/d，乙烷收率(设计值)高达95%。直接换热(DHX)法：DHX法是由加拿大埃索 HYPERLINK :/ t _blank 资源公司于1984年首先提出，并在JudyCreek厂的NGL回收装置实践后效果很好。该法的实质是将脱乙烷塔回流罐的凝液经过增压、换冷、节流降温后进入DHX塔顶部，用以吸收低温分离器进该塔

14、气体中的C3+烃类，从而提高C3+收率。将常规膨胀机制冷法(ISS)装置改造成DHX法后，在不回收乙烷的情况下，实践证明在一样条件下C3+收率可由72%提高到95%，而改造的投资却较少。我国吐哈油田有一套由Linde公司设计并全套引进的NGL回收装置，采用丙烷制冷与膨胀机联合制冷法，并引入了DHX工艺。该装置以丘陵油田伴生气为原料气，处理量为120104m3/d，由原料气预分离、压缩、脱水、冷冻、凝液分离与分馏等系统组成。冷剂制冷法工艺技术的发展：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，一般以乙烷、丙烷为主。当压力一定时，混合冷剂在一个温度围随温度逐渐升高而

15、逐步气化，因而在换热器中与待冷冻的 HYPERLINK :/ t _blank 天然气温差很小，故其效率很高。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工艺更为有利。油吸收法的发展：马拉(Mehra)法是近年来发展的一种油吸收法的改进工艺，其实质是用其他物理溶剂(例如N-甲基毗咯烷酮)代替吸收油，吸收原料气中的C2+或C3+烃类后采用闪蒸或汽提的方法获得所需的乙烷、丙烷等。马拉法借助于所采用的特定溶剂与不同操作参数，可回收C2+、C3+、C4+或C5+等。例如，乙烷与丙烷的收率可依市场需要，分别为2%90%和2%100%。这种灵活性是只能获

16、得宽馏分凝液的透平膨胀机所不能比拟的。1.3 轻烃回收装置设计的意义目前，我国乃至世界上一些发达国家所使用的清洁燃料还是以天然气，液化石油气以与柴油为主。而天然气和液化石油气都是非常宝贵的化工原料，深加工后的附加值很高，因没有很好的替代能源，只能将其作为普通的燃料烧掉。在当今世界能源供应日益紧的情况下，将其作为普通燃料烧掉是资源的浪费，我国提出贯彻开发与节约并重的方针，改善能源结构与布局，依靠科学技术进步，因地制宜的开拓可替代气源，以提高城市现代化，发展经济，减少环境污染，提高城市品位，这是各级主管部门今后的首要任务。将轻烃作为燃料可以解决我国石油资源短缺，环节石油供需矛盾，加快我国能源结构调

17、整，是经济社会可持续发展的有效措施。随着我国经济建设的迅速发展以与小城镇，新农村建设步伐的加快，对洁净能源需求将日益扩大，这也为轻烃的应用提供了广阔的市场，其间蕴藏着巨大的商机，是二十一世纪最具投资价值的能源项目。2工艺方案与流程2.1工艺方案根据设计要求，拥有压差而已利用，可以采用膨胀机制冷法，根据回收要求，对丙烷的回收要求不高，因此，可以采用冷法。利用自身降温即可以达到分离要求。2.2 装置的原则工艺流程图图2.1 装置原则工艺流程图2.3 生产流程简述原料气自净化厂来，进入分离罐C-101，沉降出颗粒杂质，再经压缩机Y-101和Y-102两级压缩送至分子筛干燥器G-101除去其中的水分，

18、经冷箱X-101降温后进入低温分离器D-101，分为气液两相，气相经膨胀后进入低温分离器D-102进一步分离，气相进入干气管道，D-101的液相经冷箱换热后与D-102的液相混合后经泵B-101输送至加热器E-103加热至一定温度后进入脱乙烷塔T-101，塔顶冷凝器E-104，气相进入干气管道，液相回流，塔底再沸器E-105。塔底产物经泵B-102输送至丙丁烷塔T-102，塔顶冷凝器冷凝回流，得到产品和，塔底得到。3物料衡算简捷计算的主要步骤：假设满足清晰分割，进行初步物料衡算确定塔的操作压力与温度确定，校核物料平衡确定R，N确定进料位置实际板数3.1 脱乙烷塔的物料衡算3.1.1 清晰分割根

19、据化工分离过程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（乃文等）3得有表3.1数据：表3.1 原料气热力学性质(,)组分K值相对挥发度摩尔分数10.5115.0360.3690322.2173.170.2314340.69901.000.2217590.30580.43750.0534840.22380.32020.0769060.098380.14070.0099850.076020.10880.017741续表3.1：0.026

20、890.03850.01475330.4143.5050.004906对进料组分进行清晰分割计算，可得表3.2数据：表3.2 脱乙烷塔清晰分割计算编号组分名称摩尔组成136.90336.903-223.14323.143-0.05W0.05W322.1760.025D22.176-0.025D45.348-5.34857.691-7.69160.999-0.99971.774-1.77481.475-1.47590.491-0.491100DW根据F=D+W，可以得到塔顶流量D=283.763，塔底流量为W=193.077。结果如表3.3：表3.3 清晰分割计算结果编号组分名称摩尔组成136.

21、90336.903-223.14321.1182.025322.1761.48820.68845.348-5.3857.691-7.7160.999-1.0171.774-1.7981.475-1.4990.491-0.4910059.50940.4913.1.2最少理论板数计算最下理论板数可以计算得到：,。所以清晰分割合理。3.1.3 最小回流比与实际回流比计算根据Underwood公式：和代入数据试差可以计算出，,取实际回流比为最小回流比的1.25倍。可得3.1.4 确定实际板数与进料位置根据;则可以查图得到故，设塔板效率为60%，则实际板数为块。精馏段理论板数为：，实际板数为，故进8料位

22、置在从上往下数第五块板处。3.1.5 进料温度的确定在时，根据计算可得到，所以此时为泡点进料。进料温度为。3.2 丙丁烷塔的物料衡算3.2.1 清晰分割取重关键组分为，轻关键组分为，假设塔顶含量不超过0.0034，塔底含量不超过0.0234，以100mol计算，丙丁烷塔进料温度，压力，进料流量为193.08，在该条件下，查3得如表3.5数据：表3.4 原料气热力学性质（,）组分K值相对挥发度摩尔分数-0.000003.70817.1270.030311.2975.9910.542820.60882.8120.132050.46132.13070.189910.21651.000.024660.

23、17290.79860.043820.06720.31040.03644-0.00000对进料组分进行清晰分割计算，可得表3.6数据：表3.5 丙丁烷塔清晰分割计算编号组分名称摩尔组成13.0313.031-254.28254.282-313.20513.205-418.99118.991-0.0034W0.0034W52.4660.0234D2.466-0.0234D64.382-4.38273.644-3.644-100DW根据F=D+W，可以得到塔顶流量D=176.926，塔底流量为W=16.173。计算结果如表3.6：表3.6 清晰分割计算结果编号组分名称摩尔组成13.0313.031

24、-254.28254.282-313.20513.205-418.99118.96250.028552.4662.1440.32264.382-4.38273.644-3.644-10091.63368.37643.2.2 最少理论板数计算最少理论板数可以计算得到,。所以清晰分割合理。3.2.3 最小回流比与实际回流比计算根据Underwood公式：和代入数据试差可以计算出，取实际回流比为最小回流比的1.25倍。可得。3.2.4 确定实际板数与进料位置根据；则可以查图得到故，设塔板效率为60%，则实际板数为块。精馏段理论板数为：，实际板数为，故进料置在从上往下数第九块板处。3.2.5 进料温度

25、的确定根据泡点计算得到在时，所以此时为泡点进料。故进料温度为。4 能量衡算4.1 脱乙烷塔的能量衡算4.1.1 E-104热负荷由模拟得，体系选取如图4.1：图4.1 冷凝器负荷体系示意根据化工原理（敏恒等）4可以计算：塔顶冷凝器： =。4.1.2 E-105热负荷，能量衡算围如图4.2：图4.2 再沸器热负荷衡算围示意由全塔热量恒算式即：，其中令，则，假设成立。4.1.3 循环水用量（1）冷却水用量取循环水上水温度20，下水温度为40，水。（2）水蒸气用量低压蒸汽下，。4.2 丙丁烷塔的能量衡算4.2.1 E-106热负荷体系选取如图4.3：图4.3 冷凝器负荷体系示意，=。4.2.2E-1

26、07热负荷根据计算可以得到：，能量衡算围如图4.4：图4.4 再沸器热负荷衡算围示意由全塔热量恒算式即：其中令，则，假设成立。4.2.3 循环水用量（1）冷却水用量取循环水上水温度20，下水温度为40，水的。（2）水蒸气用量低压蒸汽下，。4.3其他热量衡算4.3.1 热负荷计算由计算可得到：E-101热负荷，E-102热负荷，E-103热负荷。4.3.2 水循环计算E-101 冷却水计算：，E-102 冷却水计算：，E-103 水蒸气计算：。5 设备的工艺计算与选型5.1 压缩机的工艺计算与选型根据天然气输送与处理手册5，选用往复式压缩机，有经两级压缩，每级压缩比为3，压力由0.437MPa（

27、表）升压到4.257MPa(表)，压降为50kPa。，。5.2 分子筛干燥器的设计与计算采用4A型球形分子筛，有效湿容量：，压降为时，查取气体加工工程数据手册6，得到分子筛最大允许空塔气速，根据天然气加工工程7，可以得到：吸附床层直径计算公式代入数据得4A型分子筛，干气含水量一般为，设吸附周期为8h，则含水量。分子筛动态平衡相对湿容量为，堆密度，则吸附剂用量，吸附床层高度。5.3 低温分离器的设计与计算5.3.1 D-101的设计与计算（1）低温分离器计算在4.2MPa，下，脱水后气体组成与查3中P-T-K图得到K的值如表5.1：表5.1原料性质(，4.2MPa)组分K值摩尔分数2.3320.

28、71960.34330.11170.085260.07970.032490.01890.021760.02710.0084760.00350.0059350.00630.0017190.00528.0860.0280据计算，说明进料的实际泡点温度和露点温度分别低于和高于规定的闪蒸温度，闪蒸问题成立。根据2中闪蒸方程式：迭代方程：导数方程：经迭代计算，当时，符合p-T-K图的精确度。，。由（i=1,2c）（i=1,2c）计算所得x，y列于表5.2：表5.2 x，y值计算结果0.372080.867860.207520.071230.221670.018900.058590.001900.0860

29、10.001870.011450.000100.020720.000120.017270.000030.004700.03798（2）低温分离器尺寸设计天然气相对密度，气体流量为，温度233.15K，压力4.1MPa（绝）下,由天然气集输工程8可得，查图得。由解得。液体的负荷约束：液体流量，停留时间。则筒体长度。长径比。则低温分离器高度为。根据经验，进口速度取，出口速度取。操作条件下气体流量，故入口半径，出口半径。5.3.2 D-102的设计与计算（1）低温分离器计算在1.5MPa，下，脱水后气体组成与查3中P-T-K图得到K的值如下表5.3：表5.3原料性质表（，1.5MPa）组分K值摩尔分

30、数2.7880.89120.12850.05760.013830.00980.0029910.00060.0015630.00160.00035480.00004-0.0000-0.000018.180.0391据计算，说明进料的实际泡点温度和露点温度分别低于和高于规定的闪蒸温度，闪蒸问题成立。根据2中闪蒸方程式：迭代方程：导数方程：经迭代计算，当时，符合p-T-K图的精确度。由（i=1,2c）（i=1,2c）计算所得x，y列于表5.4：表5.5 x，y计算结果0.3258330.9084690.3733090.0479890.2275360.0031480.0184300.0000550.0

31、513280.0000800.0013500.0000000.0000000.0000000.0000000.000000.0022150.040259（2）低温分离器尺寸设计：天然气相对密度，气体流量为，温度189.384K，压力1.4MPa（绝）下，由天然气集输工程8可得，查图的。由解得。液体的负荷约束：液体流量，停留时间。则筒体长度。长径比。则低温分离器高度为。根据经验，进口速度取，出口速度取，操作条件下气体流量故入口半径，出口半径。5.4 膨胀机的设计与计算等熵效率为，进口压力4.2MPa，进口温度为，出口压力1.5MPa，出口温度为，功率W=323kw。5.5 精馏塔的设计与选型5.

32、5.1 脱乙烷塔的设计与选型通过模拟可得到物料在，下进入乙烷塔中，气相流率，液相流率，差得此时气相密度，液相流率，表面力。根据化工设计9（1）塔径计算：气液动能参数计算：，取板间距，板上液层高度，查史密斯关联图得液相表面力，查4史密斯关联图得时的负荷系数，可以校正得到：。最大允许气速。取安全系数为0.7，则适宜空塔气速为：塔径，按标准塔径尺寸圆整，取D=1.5m；那么，实际塔截面积，实际空塔气速，安全系数在0.60.8围，合适。（2）溢流装置：选用单流型降液管，不设进口堰。1）降液管尺寸取溢流堰长即，查4弓型降液管的结构参数图得：，。因此弓型降液管所占面积，弓型降液管宽度，液体在降液管的停留时

33、间，合适。2）溢流堰尺寸溢流堰长采用平直堰，堰上液层高度：（E近似1）3）溢流堰高液体由降液管流入塔板不设进口堰，并取降液管底隙处液体流速，那么，降液管底隙高度：（2）浮阀数与排列方式：1）初取阀孔动能因数,阀孔气速为：每层塔板上浮阀个数2）浮阀的排列按所给定的尺寸画出塔板，并在塔板的鼓泡区排列方式进行试排，确定出实际的阀孔数。已知，选取无效边缘区宽度，破沫区宽度，根据鼓泡区面积计算公式：。浮阀的排列方式采用正三角形排列，取同一横排的空心距，则三角形高度为。核算以下参数：阀孔气速动能因数，动能因数在913之间，合适。塔板开孔率（4）塔板流体力学验算：1）塔板压降a. 干板阻力临界气速因阀孔气速

34、大于其临界阀孔气速，故干板阻力为。b. 板上充气液层阻力取充气系数，即。c. 液体表面力造成的阻力。所以。单板压降。2) 降液管液泛校核为防止降液管液泛现象发生，要求控制降液管清液层高度，利用公式进行计算。a. 气体通过塔板的压降所相当的液柱高度前面已经求出，即。b. 液体通过降液管的压头损失因不设进口堰可由下式计算，即c. 板上液层高度前已选定所以取降液管中泡沫层相对密度，前面已经选定板间距，则，可见，符合防止降液管液泛要求。（1）液体在降液管的停留时间应该保证液体在降液管的停留时间大于3s，才能使得液体所夹带气体的放出。，可见，所夹带气体可以放出。(2) 雾沫夹带量校核泛点率与板上液体流径

35、长度板上液流面积查化学工程手册10泛点负荷因数，取物性系数，将上面数据代入：与对于大塔，为避免过量液沫夹带，应控制泛点率不超过80%。上两式计算的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足的要求。(3) 严重漏液校核当阀孔的动能因数低于5时将会发生严重的漏液，前面已经计算出，可见，不会发生严重的漏液。（4）塔板负荷性能图1）气体负荷下限线（漏液线）对于型重阀，因动能因数时，会发生严重漏液，故取计算相应的气相流量：2）过量雾沫夹带线根据前面雾沫夹带校核可知，对于大塔，取泛点率，那么整理得雾沫夹带线为直线，由两点即可以确定。当时，当时，。由这两点便可以绘出雾沫夹带线。3）液相负荷下限线对于平直

36、堰，其堰上高度必须要大于0.006mm。取，就可以作出液相负荷下限线。取E=1,代入即可求出：。4）液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3s，取作为液体在降液管中停留时间的下限，则：5）液泛线根据可求出与的关系，就可以在操作围任意取若干点，从而绘出液泛线。将计算出的a,b,c,d之值代入上式方程并整理得：在操作围任意取若干值，由上式可算出相应的值，结果列于表5.5：表5.5 结果0.0010.0050.0080.010.0120.0153.373.382.95图5.1T-101塔板操作性能负荷图由图可得，操作弹性。5.5.2 丙丁烷塔的设计与选型通

37、过模拟可得到物料在，下进入乙烷塔中，气相流率，液相流率，差得此时气相密度，液相密度，表面力，根据化工设计9（1）塔径计算：气液动能参数计算：，取板间距，板上液层高度，查史密斯关联图得液相表面丽为，查4史密斯关联图得时的负荷系数。可以校正得到：。最大允许气速。取安全系数为0.7，则适宜空塔气速为：。塔径，按标准塔径尺寸圆整，取D=1.8m；那么，实际塔截面积，实际空塔气速，安全系数在0.60.8围，合适。（2）溢流装置：选用单流型降液管，不设进口堰。1）降液管尺寸取溢流堰长即，查4弓型降液管的结构参数图得：，因此弓型降液管所占面积弓型降液管宽度液体在降液管的停留时间，合适。2）溢流堰尺寸溢流堰长

38、采用平直堰，堰上液层高度：（E近似1）3）溢流堰高液体由降液管流入塔板不设进口堰，并取降液管底隙处液体流速，那么，降液管底隙高度：（3）浮阀数与排列方式：1）初取阀孔动能因数,阀孔气速为：每层塔板上浮阀个数2）浮阀的排列按所给定的尺寸画出塔板，并在塔板的鼓泡区排列方式进行试排，确定出实际的阀孔数。已知，选取无效边缘区宽度，破沫区宽度，根据鼓泡区面积计算公式：。浮阀的排列方式采用正三角形排列，取同一横排的空心距，则三角形高度为。核算以下参数：阀孔气速，动能因数，动能因数在913之间，合适，塔板开孔率。（4）塔板流体力学验算1）塔板压降干板阻力临界气速因阀孔气速大于其临界阀孔气速，故干板阻力为板上

39、充气液层阻力取充气系数，即液体表面力造成的阻力所以。单板压降。2）降液管液泛校核为防止降液管液泛现象发生，要求控制降液管清液层高度，利用公式进行计算。a. 气体通过塔板的压降所相当的液柱高度前面已经求出，即b. 液体通过降液管的压头损失因不设进口堰可由下式计算，即c. 板上液层高度前已选定所以取降液管中泡沫层相对密度，前面已经选定板间距，则,可见符合防止降液管液泛要求。(1) 液体在降液管的停留时间应该保证液体在降液管的停留时间大于3s，才能使得液体所夹带气体的放出。，可见，所夹带气体可以放出。（2）雾沫夹带量校核泛点率与板上液体流径长度板上液流面积查化学工程手册10泛点负荷因数，取物性系数，

40、将上面数据代入：即对于大塔，为避免过量液沫夹带，应控制泛点率不超过80%。上两式计算的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足的要求。（3）严重漏液校核当阀孔的动能因数低于5时将会发生严重的漏液，前面已经计算出，可见，不会发生严重的漏液。(4）塔板负荷性能图：1) 气体负荷下限线（漏液线）对于型重阀，因动能因数时，会发生严重漏液，故取计算相应的气相流量：2) 过量雾沫夹带线根据前面雾沫夹带校核可知，对于大塔，取泛点率，那么整理得雾沫夹带线为直线，由两点即可以确定。当时，当时，。由这两点便可以绘出雾沫夹带线。3) 液相负荷下限线对于平直堰，其堰上高度必须要大于0.006mm。取，就可以作出

41、液相负荷下限线。取E=1,代入即可求出：4) 液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3s，取作为液体在降液管中停留时间的下限，则：5) 液泛线根据可求出与的关系，就可以在操作围任意取若干点，从而绘出液泛线。将计算出的a,b,c,d之值代入上式方程并整理得：在操作围任意取若干值，由上式可算出相应的值，结果列于表5.6：表5.6 结果0.0010.0050.0080.010.0120.0156.2215.7715.4925.3135.1344.863图5.2T-102 塔板操作性能负荷图由图可得，操作弹性5.6 换热器的设计与选型（1）E-101计算与选型烃类：,水：, 查化学

42、工程手册10得到已知则取安全系数10%，得到。（2）E-102计算与选型烃类：,水：, 查化学工程手册10得到已知则取安全系数10%，得到。（3）E-103计算与选型烃类： ,水蒸汽：, 查化学工程手册10得到已知则取安全系数10%，得到。（4）E-104计算与选型烃类：,水：, 查化学工程手册10得到已知则取安全系数10%，得到。（5）E-105计算与选型烃类：,水蒸汽：,查化学工程手册10得到已知则取安全系数10%，得到。（6）E-106计算与选型烃类：,水：, 查化学工程手册10得到已知则取安全系数10%，得到。（7）E-107计算与选型烃类：,水蒸汽：,查化学工程手册10得到已知则取安

43、全系数10%，得到。5.7换热器选型5.7 换热设备选型一览表位号传热面积平均温差传热系数传热量型号E-101270.5039.38630E-102309.8740.81635E-10321.9948.82650E-10464.5716.28900E-10526.4559.481000E-10647.7412.39850E-10763.3230.310006原材料，动力消耗定额与消耗6.1 原材料原材料为天然气，处理量为。6.2 动力消耗6.2.1 冷却水与蒸汽用量冷却水的上水温度为25，下水温度为40，水蒸气温度为100，压力为0.6MPa，冷却水与蒸汽用量如表6.1：表6.1 冷却水与蒸汽

44、用量E-101E-102E-103E-104E-105E-106E-107总计6.1017.301-8.61-4.574-26.586冷却水用量7.318.75-1.03-5.4822.570-6.342-14.30-17.4438.082水蒸气用量-3.03-6.84-8.34 压缩机与膨胀机功率表6.2 压缩机与膨胀机功率Y-101Y-102P-101进口温度30.0030.00-40.00出口温度111.80116.50-83.77续表6.2：进口压力MPa0.471.3694.200出口压力MPa1.4194.2601.500功率5.6655.6021.1637设计

45、结果汇总根据对脱乙烷塔，脱丙烷塔，低温分离器以与换热器的计算，得到了表7.17.5的汇总表：表7.1 各塔操作条件结果汇总参数T-101T-102P，MPa回流罐1.1500.900塔顶1.1640.910进料1.5001.400塔釜1.4000.930T，回流罐-31.7529.58塔顶-25.6539.68进料25.0056.63塔釜40.52661.501.0839.3910.8716.0019.005.009.0011.0010.00表7.2 T-101工艺设计计算结果项目数值说明塔径1.5板间距0.6塔板型式单溢流弓型降液管空塔气速1.047溢流堰长1.05溢

46、流堰高0.04板上液层高度0.83降液阀底隙高度0.071浮阀数，个183阀孔气速2.45阀孔动能因数11.06临界阀孔气速2.01孔心距0.075排间距0.065单板压降562.55液体在降液管停留时间5.63降液管清液层高度0.1406泛点率%50.8气相负荷上限2.375气相负荷下限0.8430操作弹性2.817表7.3 T-102 工艺设计计算结果项目数值说明塔径1.8板间距0.6塔板型式单溢流弓型降液管空塔气速1.047溢流堰长1.26溢流堰高0.05板上液层高度0.83降液阀底隙高度0.0487浮阀数，个237阀孔气速4.523阀孔动能因数10.97临界阀孔气速3.977孔心距0.075排间距0.065单板压降605.59液体在降液管停留时间9.81降液管清液层高度0.201泛点率%54.0气相负荷上限2.335气相负荷下限0.583操作弹性4.005表7.4 换热设备选型结果位号传热面积平均温差传热系数传热量型号E-101270.5039.38630E-102309.8740.81635E-10321.9948.82650E-10464.5716.28900