西南石油大天然气工程讲义第11章 天然气预处理及轻烃回收

第十一章

天然气预处理及轻烃回收提示

净化是保证给用户提供合格气的重要一环,也是轻烃回收的预处理过程。天然气净化通常指脱H2S、CO2、脱水、脱机械杂质和硫磺回收及尾气处理。限于篇幅，硫磺回收及尾气处理本章未涉及。轻烃回收（国外称天然气凝析液NGL回收，天然气中回收到的组分皆称NGL，它包含回收C2、C3+C4液化石油气和稳定凝析油（天然汽油，组分）三部分。1900-1920年为井口汽油时期，通过简单压缩、冷却，甚至就用三相分离器从井口气中分离出较重组分；1920-1940年为天然汽油时期，采用常温油吸收工艺，提高NGL收率和回收少部分丙、丁烷；1940-1960年为液化石油气时期，采用低温吸收工艺以提高丙、丁烷收率；1960年到现在为乙烷时期，20世纪50年代后期乙烯工业崛起，为此大量建立低温膨胀机装置，提取深度增加，乙烷收率达70%以上，其中90%以上的乙烷用于制乙烯。通过引进和改造，我国烃烃回收和净化处理工艺技术已达到相当水平，当前集中注意在五个方面发展：1）与净化、处理相关的安全生产和环保技术受到愈来愈大的重视；2）继续提高净化、处理生产设备的技术性能、制作和安装技术水平；3）发展净化、处理生产的自动控制技术；4）适用于高含H2S、CO2气田净化、处理生产工艺技术的进一步完善配套；5）提高数字化技术应用的广泛性和技术水平。第一节

天然气预处理和轻烃（NGL）回收的目标在天然气日渐作为重要化工原料的今天，国内外天然气的初加工和产品利用均围绕三个目标而形成了配套的工艺过程，即天然气的净化、加工和化工利用这三大目标。天然气中的水可能会在管线和设备中形成水合物而堵塞管线和阀门，影响操作的稳定性、安全性。H2S会污染环境和腐蚀设备，但同时又是重要化工原料硫的来源之一。CO2会降低天然气热值，酸性气体和水会造成设备和输气管道的严重腐蚀。脱水、脱H2S和CO2的矿场工艺过程是天然气净化过程、矿场初加工的预处理过程。天然气中有丰富的C2以上轻质组分，回收这些轻质组分称轻烃回收，产品为乙烷、液化石油气(LPG)和凝析油，均是重要的石油化工原料。商品天然气的主要组成为甲烷，LPG主要为C3～C4的烃类化合物，凝析油为C5+以上（C5+）的烃类。分离塔得到的C2+的烃类混合物统称为天然气凝液（NGL）。NGL可不经分离直接热裂解，制备轻质烯烃。天然气凝析液的分离加工就形成天然气的主要的初加工工艺过程。在低渗气藏的开发过程中，为减少地面流程建设费用，井口气均采用高压集气、集中注醇、多井加热的方式集中处理，脱杂质和脱水均采用集中处理的方式进行。天然气利用主要指把天然气及初加工产物经过裂解、气化、分离、抽提、合成、聚合和缩聚等工艺过程获得二次以上产品并增加附加值的工艺过程。最重要的是获得：

8大基础原料：乙烯、丙烯、丁烯、乙炔、苯、甲苯、二甲苯和萘；

14种有机原料:甲醛、乙醇、乙醚、乙醛、醋酸、环氧乙烷、环氧氯丙烷、甘油、异丙醇、丙酮、丁醇、辛醇、苯酸和苯酐；

3大合成材料：塑料、合成橡胶和合成纤维；其它各种化工产品还有化肥、农药、合成药物、染料、涂料、溶剂和助剂。见文[1-3]。尽管各种天然气站场、初加工工厂千变万化，结构颇为繁杂，但它们都由一些基本操作单元组成：相分离器、吸附塔、压缩机、精馏塔、换热器、泵、管线、阀门等组成，大多数操作是物理过程。在进行这些单元操作的热量、质量和相平衡计算时，基础是准确可靠的流体热力学性质计算。第二节

天然气净化技术一、净化气质量要求我国天然气净化装置及工艺的发展开始主要集中在四川。四川气田很多含H2S，且多为水驱气藏，天然气净化工艺和技术要求高。四川天然气净化技术和工艺以自研和引进相结合发展，目前重要工艺指标已接近或达到了国外同类先进水平。净化的目的是将天然气中的水、H2S、和CO2等成份的含量降到工业和民用商品气所要求的指标，并符合环境法规的要求。它通常包括四类工艺处理，即天然气脱水、脱H2S和CO2、硫磺回收和废气处理。表11－1

部分国家天然气气质标准与我国气质标准比较表国

别英

国荷

兰法

国美

国我

国企

业BritishGas第二组GasUnieGazdeFranceAGASY7511–88I(d)IIH2S(mg/m3)5575.7≤6

≤20硫醇硫(mg/m3)6/16(a)1516.911.5––

––总

硫(mg/m3)120/125(a)15015022.9≤150≤27CO2

(mol%)21.53-(c)–

–O2

(mol%)0.5/3(b)0.50.5-(c)-

-水露点/含量（℃/mg/m3）管线压力下地面温度-10//55/110无游离水烃露点（℃）管线压力下地面温度-5/––––––

––注：(a)线下为短期容许值。但实际上该公司所有天然气的硫醇硫含量均未达到≤6mg/m3的水平。(b)线上为湿分配管、线下为干分配管容许值。(c)美国气体协会(AGA)对“其它气体”的要求是：对输送及利用无有害影响。(d)SY7511-88共有I，II，III、IV四级标准。

天然气净化的气质标准是国家制定的商品天然气的气质要求，气质指标直接涉及到工艺技术的设计和发展。要求越高，工艺技术越复杂。世界标准化组织ISO/TC–193ADHOC小组1991年5月关于天然气质量标准的报告中的一些有代表性的气质标准示于表11–1中，同时也列入了我国天然气部标准SY7511–88的I、II两级。与国外相比，我们还有差距。二、天然气脱水天然气含水是一个令人困扰的问题，水与天然气某些组分可生成水合物而堵塞管线，还增加设备、管线的腐蚀性，冷凝水和杂质水的局部聚集还会降低管线输气量，也会增加不必要的动力消耗。因此，天然气必须进行脱水处理，使之达到规定的含水汽量指标。天然气的饱和含水蒸汽量取决于天然气的温度、压力和气体组成等条件。绝对含水汽量是指单位体积天然气中含有的水汽质量，单位为mg/m3(标)、mg/m3。而天然气露点温度，则是指在一定的压力下天然气中水蒸汽开始冷凝结露的温度。天然气脱水的方法有溶剂吸收法、固体吸附法、直接冷却法和化学反应法，应根据具体的工况，对各种方法进行技术经济评价，选取最优的天然气脱水工艺。需要指出的是，虽然化学反应法脱水较安全，但再生困难，因此在天然气工业中已很少采用，常用的是溶剂吸收法和固体吸附法两种脱水方法。1、溶剂吸收法1）常用脱水溶剂及主要流程溶剂吸收法是较普遍使用的方法。它根据气和水在脱水溶剂中的溶解度不同来吸收其中的水份，实现天然气干燥。吸水溶剂应具备以下性能：（1)

对水有较高的亲合力，脱水深度要高。脱水深度一般用天然气吸收操作温度与脱水后干气露点温度之差(露点降)来表示。露点降可用作评价吸收剂脱水效率的参数。露点降愈大，脱水程度愈深。（2)

脱水吸收剂应对天然气和烃液体具较低的溶解度，以减少脱水过程中气体和液态烃损失。（3)

蒸汽压低，对化学反应和热作用稳定，减少吸收剂的损失。（4)

容易再生，价格低廉，易于取得。（5)

粘度小，发泡和乳化倾向小，便于输送和吸收操作。常用的脱水吸收剂有甘醇化合物和金属氯化物盐溶液两大类。前者有二甘醇(DEG)、三甘醇(TEG)和四甘醇(TREG)三种。一般情况下，要求露点降在15.6℃～48.9℃范围。采用甘醇，三甘醇最普遍。金属氯化物盐溶液主要是CaCl2和氯化锂水溶液，氯化锂价格昂贵，CaCl2溶剂法和甘醇法相比，CaCl2要便宜75%，但采用CaCl2为间歇式操作，且腐蚀性强，与H2S易形成沉淀，现在很少采用，对交通不便、产气量小的边远井站或严寒地区有时仍在采用，表11–2为溶剂法脱水方法的特点比较表。表11–2溶剂法天然气脱水方法特点方

法三甘醇二甘醇四甘醇CaCl2水溶液工艺性质连续吸收再生连续吸收再生连续吸收再生定期更换露点降（℃）40～60<30<4015.6～48.9(变化)能

耗中

等中

等中

等低投

资中

等中

等中

等低环境问题无无无有废液问题

三甘醇脱水的基本过程是：含水天然气进入吸收塔，在塔的操作压力与温度下与三甘醇接触，水被脱除，达到规定的干燥天然气气质要求离开吸收塔，富水三甘醇则进入再生塔再生，再生后的贫水三甘醇经冷却后循环使用。蒸出的水蒸汽在塔顶部分冷凝作为回流，部分排出装置。图11-1、2为三甘醇脱水流程图例。图11–1三甘醇脱水装置图图11–2三甘醇脱水装置实例流程结构图

吸收塔内一般采用泡帽塔板，以保证三甘醇流量很低时仍保持板上有足够的液封。进入塔的贫三甘醇溶液以18℃～50℃为宜，高于入口天然气温度，防止轻烃凝析和随之的醇发泡。2）三甘醇脱水操作中存在的主要问题经常发生的问题是三甘醇损失量过大和设备腐蚀。(1)三甘醇损失的原因及减少损失的措施由于操作不当、设备故障导致脱水及再生过程中三甘醇有如下方面的损失：

①原料气和贫甘醇溶液进吸收塔温度过高，增加了吸收塔顶三甘醇的蒸发损失。一般原料气温不应高于50℃，进塔贫甘醇液温度不应高于55℃。

②重沸器再生温度过高，导致三甘醇变质而造成损失。再生温度不应高于204℃。

③吸收塔、再生塔顶大量雾沫夹带造成的携带损失。原因是：操作波动，处理量突增，造成吸收超负荷，增加了甘醇携带损失。吸收塔操作温度过低，溶液粘度过大，降低塔板效率，增加塔顶雾沫夹带。因此，吸收塔操作温度不应低于10℃，一般在20℃～50℃范围内。当三甘醇溶液被污染而发泡时，吸收塔、再生塔顶大量雾沫夹带，增加甘醇携带损失，严重时会发生液泛，破坏塔的正常操作。为避免三甘醇溶液的污染，再生后的贫三甘醇溶液需经过滤器除去杂质和变质物。还用减压蒸馏方法纯化。当三甘醇溶液因污染而发泡时，可采用注入消泡剂解决溶液发泡问题。常用的消泡剂是磷酸三辛酯。

④其它操作事故，设备破损，如溢罐、甘醇液冷却管穿孔等也可造成甘醇溶液的漏损。若装置能正常操作，三甘醇损失量一般不应大于16kg/106m3天然气，（通常可达8kg/106m3天然气。(2)三甘醇脱水装置的设备腐蚀纯甘醇溶液对碳钢并无腐蚀性，造成设备腐蚀的介质是：①甘醇氧化生成有机过氧化物，并进一步生成甲醛和甲酸。变质反应随氧分压及温度的增加而增加，酸性物的存在又加剧了反应的进行。②甘醇溶液吸收天然气中的H2S、CO2等酸性气体，溶液值降至6.0以下。此时，甘醇与硫化物反应生成具有强腐蚀性的“污泥状”聚合物。③随气体带入氯化钠水解产物。因此，甘醇脱水装置的腐蚀主要是由于甘醇溶液值降低，溶液呈酸性所引起的。在有冷凝液凝析或积聚的部位腐蚀最严重。防止甘醇脱水装置腐蚀的途径可采取：①使用耐蚀材料。如吸收塔内用不锈钢衬里；不锈钢塔板。②采用注入中和剂或缓蚀剂，保持甘醇溶液值为7.3至8.5。常用的中和剂和缓蚀剂有硼砂、乙醇胺、三乙醇胺、磷酸钾、和钠开普(Nacap)缓蚀剂。③采取工艺性防腐蚀设计，例如，安装高效分离器；安装甘醇溶液过滤器，；防止甘醇溶液污染，减轻设备的冲蚀和腐蚀。增加甘醇泵入口净吸入压差，以防止大气中氧进入系统。

见文[4-9]。2

固体吸附法固体干燥剂及吸附剂广泛地用于天然气的脱水。尽管液体溶剂吸收脱水法具有设备投资及操作费用低廉的优点，但其脱水深度有限。甘醇溶液法适用于大型天然气液化装置中脱除原料气所含的大部分水分。因此，对于大流量高压天然气脱水，假定需要的露点降仅为22～28℃，一般情况下用二甘醇和三甘醇脱水较经济。固体吸附法可将露点降至–73℃以下。吸附作用主要是基于吸附剂的表面作用力。根据吸附剂与被吸附物质之间作用力的不同，而把它分为物理吸附和化学吸附。前者是由分子间的引力作用引起的，而后者是吸附剂表面与被吸附介质间靠化学键的作用达到吸附的目的。化学吸附是不可逆的，故目前天然气净化的吸附过程多为物理过程。它不与被吸附质发生反应，吸附和脱附都进行得很快；吸附过程为瞬间平衡过程，它为一放热过程，其放出的热量通常与气体的液化热相近。见文[10]。与溶剂法相比，固体吸附法脱水深度高，适应进料处理量变化极不稳定、装置操作及设计简单、占地面积小、无严重腐蚀和发泡的工况。固体吸附剂为多孔固体介质，用于天然气净化的吸附剂具有以下性质：1)

多孔性的、有较大吸附表面积的物质。要求吸附总表面积达到500～1000m2/g。比表面积越大，吸附量越大。2)

吸附剂必须有对被吸附介质具有选择性。3)

工业吸附剂通常为颗粒状。为适应工业要求，大小均一，不能太小，有一定机械强度。4)不断地重复再生使用，寿命长。5)有较高堆积密度，无腐蚀性、无毒、化学惰性，价格低廉，易得。主要吸附剂有活性铝土矿、活性氧化铝、硅胶、分子筛等。其中分子筛比其它几种吸附剂都好，但成本高。在天然气液化或深冷前，需将天然气干燥至低露点，用分子筛脱水较合适。（1）吸附法天然气脱水工艺流程

各种固体干燥剂的吸附和再生过程基本上是一样的，其设备和工艺流程也相同。目前天然气工业用的脱水吸附器主要为固定床吸附塔，一般均可采用2～4个吸附塔，切换使用，分为脱水，再生、冷却3个过程交替进行。为了保证装置连续操作，至少需要两个吸附塔，在吸附塔流程中，一个塔进行脱水操作，另一个塔进行吸附剂的再生和冷却，然后切换。图11–3为双塔固体干燥剂脱水典型流程。

图11–3双塔固体干燥剂脱水流程示意图

（2）吸附法脱水装置工艺计算在设计吸附脱水装置时，最重要的就是计算出到达透过点之前的有效连续运行时间和有效湿溶量。尽管固定床吸附塔设备结构简单，但操作不稳定，床层中各点浓度分布随时间而变化，所以计算过程反而比较复杂，目前只是近似地进行其过程计算。其有关内容请参阅[5-9、13]和《气体加工数据手册》。三天然气中酸性组分的脱除天然气常常含有H2S、CO2和有机硫化物，加上水的存在，造成对输气管道和设备的严重腐蚀。天然气中的硫化物及其燃烧产物会破坏周围环境，损害人类健康。而硫磺等产物又是其它工业部门的宝贵原料。于是便构成一条普遍采用的净化、回收硫的基本技术路线。此外，当硫磺回收装置的尾气不符合大气排放标准时，还应建立尾气处理装置。我们将简要介绍各种天然气脱H2S的方法。1脱硫方法分类国内外现有的脱硫方法很多，按不同的分类有不同的提法，若以脱硫剂的状态划分可分为干法和湿法两大类。干法–––采用固体脱硫吸附剂脱硫。这类吸附剂包括天然泡沸石、分子筛和海棉状氧化铁等。目前此法用于井站自用气和小量生活用气脱H2S，国内已有10套。湿法–––采用各种液体溶液脱硫剂脱硫。多用于高压天然气中酸性气含量较高的情况。它又可细分为：化学吸收法、物理吸收法、复合法和直接氧化法。化学吸收法基于可逆化学反应。吸收剂在吸收塔内与H2S和CO2进行反应，在解吸塔内用提高温度或降低压力的办法使反应向相反方向进行。各种胺溶液是应用最广泛的脱硫吸收剂。其中包括：一乙醇胺(MEA)、常规的二乙醇胺(DEA)、改良的二乙醇胺(SNPA–FEA)、二甘醇胺(DGA)以及二异丙醇胺(ADIP)等。除了各种醇胺法以外，碱性盐溶液和氨基酸盐法亦属于化学吸收脱硫法。物理吸收法是基于吸收剂的选择性吸收来分离抽取天然气中的酸性组分。其操作类似于天然气工业中的油吸收塔。在物理吸收过程中，可采用N––甲基咯烷酮、碳酸丙烯脂、磷酸三丁酯、丙酮、甲醇等作为吸收剂。由于吸收剂的吸收能力实际上与气相中酸性组分的分压成正比，故本法对处理高含酸性组分的天然气特别有效。复合法同时使用混合的化学和物理吸收剂。复合法中最得以广泛应用的是Sulfinol法，其中使用环丁砜和任一化学吸收剂相组合的溶液作为脱硫剂。Sulfinol溶液通常是由环丁砜、二异丙醇胺和水组成。在确定Sulfinol砜胺溶液配比时，应考虑依使用条件不同而异。

在所有这些方法中，酸性组分的吸收剂应当具有高选择性，化学及热稳定性，低蒸汽压，腐蚀性小，高吸收容量和对烃类组分的化学稳定性；同时，还应要求价格便宜、无毒。直接氧化法的主要缺点是吸收剂(碱金属砷盐溶液等，毒性太高。当天然气中H2S含量较低时，当CO2/H2S比值高时，且气体处理量不大时，采用直接氧化法较为合适。从以上叙述中，可见存在很多可变因素，且由于天然气的类型众多，所以在选择脱硫方法时，应根据实际情况进行选择。概括起来应考虑如下的因素。1)

含硫天然气的组成、所含杂质的类型和浓度；2)

净化深度，即对于脱硫后残余气体的技术要求；3)

酸性气加工要求，即对酸性气体的技术要求；4)

可得到的含硫天然气的温度、压力和脱硫后气体所必须具有的温度和压力；5)

所处理气体的容量；6)

对于脱除酸性气体所要求的选择性；含硫天然气中H2S与CO2的比率；建设投资和操作费用。2.化学吸附脱酸气工艺流程由于化学吸附法主要溶剂均为醇胺类型的化学吸收剂，故在这里举出的流程为醇胺法吸收酸气的常规流程，或称之为基本流程。其原理流程见图11–4。原料气由吸收塔下部进塔自下而上流动，与由上向下的醇胺溶液逆流接触，醇胺溶液吸收酸气，净化天然气由塔顶流出。吸收酸气后的富胺液由吸收塔底流出，经闪蒸罐，蒸出吸收的烃类气体，再经换热器，溶液温度升至约82～94℃后进入再生塔上部，沿再生塔向下与蒸汽逆流接触，大部分酸气被解吸，半贫液进入重沸器，在重沸器中被加热到约107～127℃，酸气进一步解吸，溶液得到完全再生。再生后的醇胺贫液由再生塔底流出，在换热器中与冷的富液换热并在冷却器中进一步冷却，经过滤器过滤后再循环回吸收塔；再生塔顶流出的酸性气体经过冷凝器和回流罐分出液态水后，酸气送至硫磺回收装置制硫或送至火炬中燃烧。分出的液态水作为回流返回到再生塔。对于一些大型脱硫装置由于溶剂循环量大，为降低蒸汽消耗，在上述流程的基础上提出了如图11–7所示的分路流程。此流程的特点是由再生塔中部抽出一股半贫液，泵入吸收塔中部，用于吸收大量的酸性气体；由再生塔底部经过重沸器再生后的贫液泵入吸收塔的顶部，用以降低半成品气中的酸性组分含量，达到必要的净化度。分路流程管路系统和设备均较复杂，基建投资大，一般中小型装置使用不多。关于化学吸收工艺的设计计算。可参阅有关文献。见文[5-9，18-21]。3.物理吸收法脱气物理吸收法适用于处理酸气含量较高(酸气在天然气中的分压>350KPa)、重烃含量低的天然气。在天然气净化工业中，使用的物理剂有Fluor、Selexol、Rectcsol及德国Sepasolv–MPE气体净化溶剂。由于水和重烃在Selexol溶剂中有较高的溶解度，故可用它同时脱除天然气中的CO2和H2S，降低气体的水和烃的露点，使处理后的气体达到管输要求。物理吸收法脱酸气的一般工艺流程如图11–6。4

复合法脱酸气复合法吸收溶液是指由物理吸收剂和化学吸收剂所组成的混合物。其中用得最方泛的是Sulfinol法，其主要组成是环丁砜、二异丙醇胺和水。这种溶剂酸气负荷高，溶液比热低，现场比较表明：该法有吸收剂循环量低，水电和蒸汽等能量消耗低，溶剂损失少，腐蚀轻微等优点。但是由于其吸收能力强，会吸收一部分重烃，使得要在吸收与解吸塔之间增设闪蒸罐，脱除烃类气体。其基本流程和化学吸收法基本一样。由于对MDEA方法的改进，可同时脱硫和脱CO2，详细的工艺流程图示如图11-7所示。由于直接氧化法多用于合成气、煤气及焦炉气脱硫和回收硫磺，很少用于天然气净化，故不再予以讨论。下面给出国外天然气脱酸的主要方法，如表11–3所示。

图11–5醇胺法净化天然气装置的分路流程1—

净化器

2—冷却器

3—贫液

4—富液5—酸气

6—吸收塔

7—冷却器

8—再生塔9—半贫液

10—换热器

11—换热器

12—蒸汽

图11–4化学法净化天然气装置基本澈流程1—吸收塔

2—再生塔

3过滤器

4—闪蒸罐

5—换热器6—冷却釜

7—平稳罐

8—冷凝冷却器

9—重沸器10–复活釜

11–回流液贮罐

12–加流泵

13–胺液升压泵11–胺液循环泵

I–酸性天然气

II–净化气

III–闪蒸气(脱硫后作燃料)

IV—酸气

V—热源

VI

VII—冷却水

图11–6物理吸收法一般流程

图11-6—物理吸收法一般流程

1—

净化器

2—吸收塔

3—水冷器

4—酸气

5—吸收塔

6—空冷器

7—再生塔

8—原料气9—压缩机

10—闪蒸气

11—空气或惰性气

12—透平机

13

高压闪蒸

11—低压闪蒸

图11－7

MDEA溶液脱硫脱碳工艺流程表11–3国外天然气脱酸气的主要方法对比表方

法MEASNPA-DEASulfinolMDEAEconamine化学溶剂MEADEADIPAMDEAMDEADGA物理溶剂––––环丁砜––––胺液浓度（mol%）15～2530～4030～5020～5060～70酸气负荷（mol/mol）0.3～0.5>0.5<0.50.4～0.7<0.5脱有机硫效率（%）差差80～95差脱H2S、CO2好选择脱硫能力无无D无,M有有无溶解烃量少少较多少较多再生难易程度难较难较易易难腐蚀性强较强较弱弱强国内应用领域天然气炼厂气等炼厂气天然气合成气天然气克劳斯尾气未第三节

天然气轻烃回收工艺国外天然气轻烃回收一般称之为天然气凝液回收，简称NGL(即NaturalGasLiquids)回收。国内习惯称轻烃回收。天然气凝液回收的目的是为了从中回收乙烷以上的轻质烃类。目前的回收深度已从回收凝析油、丙、丁烷上升到乙烷。从乙烷半成品到凝析油半成品统称为天然气凝液，它们是目前制备乙烯的原料。据预测石化原料乙烯和丙烯的需求量将会大大增加，而从天然气中回收凝液将不能满足这个需求。一主要方法及回收率概述轻烃回收按其工作原理，可以分为以下四大类方法①压缩法：早期压缩法仅能回收少量重烃(C5+以上)；②吸附法：吸附间歇操作，能耗高，应用不广；③吸收法：传统方法以油吸收为主，分常温和低温两类；④冷冻法：分外冷和内冷法。原理上则有依靠气体压能膨胀制冷、外加制冷及混合制冷等类型，膨胀致冷又有节流、膨胀机及热分离机等形式。各类方法对不同半成品的回收率示于下表11-4。可见，其中以七十年代问世的透平膨胀法效率最高，加上石油化工对乙烯原料乙烷半成品的大量需求，此法迅速发展并不断淘汰油吸收法。表11–4

各种方法的产品回收率对照表

方

法产品回收率(%)C2C3C4C5+常温油吸收5407587低温油吸收15559095简单冷冻25759397阶式冷冻708595100焦尔–汤姆逊节流709097100透平膨胀8597100100

二国外发展概况及动向国外发展到20世纪90年代，天然气加工装置近1100余套，其中绝大部分在美国和加拿大，占90%；在美国，天然气轻烃回收率达80%以上，NGL产量与原油产量之比达到1:5，NGL占有重要的地位。在加拿大，NGL日产量达8.34×104m3，并重视乙烷回收，其中乙烷占2.44×104m3。总的趋势是低温膨胀制冷回收工艺得到迅速的发展。关于膨胀机制冷的适宜范围，大体上是当原料气较贫且又有压能可用或者说需提高回收后的出口压力(如外输要求，凝析气田开发中的干气回注)，宜采用膨胀机制冷，反之宜采用制冷剂制冷回收，近年来有多种方法综合适用的趋势。国外天然气轻烃回收工艺方面的主要进展集中于降低能耗、提高轻烃回收率及降低地面站场投资等方面。Ortloff公司提出了液体过冷工艺(LSP)，在C2收率为85%的条件下，它较常规膨胀致冷工艺的能耗可节约20%以上，且CO2不冻结，采用混合冷冻剂致冷的Petroflux工艺与常规膨胀致冷相比，能耗可减少60%。加拿大埃索资源公司以DHZ工艺改造一套常规的工业单级膨胀制冷装置，C3+的回收效率由70%提高到95%。三我国天然气轻烃回收现状及发展我国轻烃回收生产开始于六十年代，进入八十年代后各油田有了迅猛的发展。装置增加到80多套。特别是建有大、中型乙烯厂的油田利用它来生产乙烯的原料，如大庆。引进的大型轻烃回收装置，全部采用了透平膨胀机深冷工艺。目前我国最大的中压透平膨胀机致冷回收天然气凝液的工厂为四川石油管理局川西北矿区的轻烃回收厂。1994年正式投产，所有设备完全采用国产设备,为四川空气分离设备厂全新设计，最佳工作范围为80×104m3/d～100×104m3/d。原料气经外部换冷到–65℃，经约2MPa压降透平膨胀后降温至–92℃回收液烃。我们可以认为我们国家轻烃回收工艺的发展几乎和国外同步。主要设备和工艺上也达到与国际相当的水平。主要特点和问题是：①产品主要来自油田伴生气，总量不大，与原油量之比仅及1/100～1/200。②装置均较小，回收深度低。③在规模及水平上国产与引进装置尚有差距，但价格便宜。引进装置的消化吸收工作还不足。四轻烃回收工艺轻烃用途广泛，国内民用液化气的需要量很大，现仍供应紧张。车用汽油需求量更大，燃料型方案对一些小气田仍可采用。轻质油生产各种工业溶剂的工艺简单，所需精馏的塔径、塔高都较小，可发挥更好的经济效益。对轻烃资源丰富和集中的地方，应建设大中型乙烯厂，不仅可提高经济效益，而且也支援了农业和其它工业的发展。在凝析气田注气保压开发过程中，轻烃回收工艺还应考虑注气压力的要求。1

轻烃回收方法天然气液烃的分离回收可在油气田单井进行，也可在回注厂或天然气加工厂进行，但主要是在天然气加工厂中集中进行，回收方法则随着石油化学工业自身的发展而发展。我们主要是讨论凝析气田开发中的地面分离工艺。1）吸附法固定床吸附法是一种从湿天然气中回收较重烃类的方法。吸附装置一般只限于加工（3～60）×/d的小量天然气。吸附塔中填料以粒状或片状的活性氧化铝或活性炭作为吸附剂，吸附过程一直进行到吸附剂被重烃所饱和为止，然后吸附塔不再进入原料气，而通入少量的260℃热气流，将烃类脱附并冷凝，最后分离成所需的产品。该法由于不能连续性操作且由于其产品范围的局限性，因而应用不广泛。2）冷油吸收法该法是在较高压力下，用通过外部冷冻装置冷却的吸收油与原料天然气直接接触，将天然气中轻烃洗涤吸收下来，然后在较低压力下将轻烃解吸出来，解吸后的贫油循环使用。采用这种方法，丙烷收率为85～90%，乙烷收率20～60%，欲进一步提高丙烷收率，需要用低分子量吸收油，这将使解吸过程中吸收油损失增加。该法广泛用于20世纪60年代中期，但由于投资和操作费用都高，近年来已被更为先进合理的冷凝分离所取代。3）冷凝分离法该法是利用原料中各组分冷凝温度不同的特点，在逐步降温过程中依次将较高沸点烃类冷凝分离出来。该种方法是凝析气田开发过程中使用最广的一种方法。天然气是混合气体，组分中有低沸点组分，也有高沸点组分，高沸点组分一旦与较低沸点组分混合，并不是在其纯组分沸点温度下能将它冷凝的，其冷凝温度与组成有关。因此应对混合气体的露点特性有所了解。混合气体的露点(温度)与压力和组成有关。例如，在1.36MPa时，纯丙烷的沸点(冷凝温度)约为33.7℃，纯甲烷的沸点约为–117℃，一旦将两者混合，不同组成的甲烷和丙烷混合气有不同的露点，如表11–7所示，它说明了以下几点：(1)

混合气体中，任一组分的冷凝温度并不等于其纯组分的冷凝温度。例如，在1.36MPa下，甲烷和丙烷的冷凝温度(即沸点)分别为–117℃和38.7℃，并不等于表中所列露点温度。

表11–5

在1.36MPa下甲烷和丙烷混合气的露点及液相组成混合气中丙烷含量%(mol)43.423.313.28.54.51.51.2露点(冷凝温度)（℃）0–16.7–31.7–46.7–60–78.3–98.9液滴中丙烷含量%(mol)94.191.188.886.480.27250.1

(2)

相同压力下，组成不同其开始冷凝的温度(即露点)也不同。(3)

在混合气中，对于沸点较高的重组分(如例中的丙烷)，开始冷凝的温度比纯组分降低了，而且重组分含量愈少，开始冷凝的温度愈低。这说明冷凝法回收轻烃(如丙烷、丁烷等)需要达到一定的低温，才能得到一定高沸点组分的收率。(4)

对于沸点较低的轻组分(如例中的甲烷)，开始冷凝的温度比纯组分升高了，而且重组分含量愈多，开始冷凝的温度愈高。(5)

一旦冷凝出现，液体中就有低沸点组分。如例中0℃时，液体中已含有5.9%甲烷。天然气中含有大量低沸点的甲烷，冷凝分离时主要将丙烷和丁烷等较重的轻烃冷凝下来,大部分的甲烷和乙烷并未冷凝，因此称这种冷凝过程为部分冷凝过程。它通常根据天然气的组成以及要求回收液烃的程度不同，天然气的冷凝分离(或称冷冻分离)工艺有浅冷与深冷分离之分。所谓浅冷分离一般指冷冻温度不低于–30℃的分离工艺；当冷冻温度达到–75℃～-130℃时，称为深度冷冻，或深冷分离。冷凝分离法最根本的特点是需要提供较低温的冷量，使原料气降温。根据提供冷量的方式不同，可分为以下三种：（1）外加制冷循环方法外加制冷循环方法也就是直接冷凝法。由独立的制冷循环产生冷量提供，循环可能是单级的，也可能是逐级串联的。冷冻介质可能是氨，也可能是丙、乙烷等，具体选择取决于天然气压力、组分和分离要求等。由于产生冷量的大小与被分离气体无直接关系，因此设计时，可以气源条件和分离要求设置外加制冷循环，产品的收率也可以预先任意给定，对于低压富气(例如油田伴生气)或者是不希望有压力损失的原料气以及凝析气田回注气，该方法有其优越性。但其流程系统复杂，动力损耗大，而且装置投产后提供冷量的温度位也就定了，所以对原料气气量、压力和组成变化的适应性较差。华北任丘油田油田伴生气回收轻烃，采用的是外加制冷循环工艺。（2）直接膨胀制冷方法直接膨胀制冷方法也就是气体绝热膨胀法，这种方法所需冷量是由原料气或经过分离后的干气通过串入系统中各种型式膨胀制冷元件提供，不单独设置冷冻循环系统。所谓膨胀制冷元件是指能使通过它的气体降低温度的机械设备,最简单的是节流阀(气田常用针形阀)，最常用的是膨胀机(包括透平、活塞式膨胀机和新型的热分离机即转动喷嘴膨胀机)。这种方法工艺流程简单，设备紧凑，启动快，建设投资和运转费用低及制冷过程中最低温度位可以适当调节，因此是当前大力发展的方法。由于该法制冷量大小取决于原料气本身的压力和组成，因此就有一个冷量自身平衡的问题。当原料气中较重烃类含量较大，要得到乙烷、丙烷和丁烷的较高收率，靠自身冷量就难以实现，所以这种方法较适用于有压力能的较贫原料气。直接膨胀制冷法已为国内油气田广泛采用，四川卧龙河、中坝气田低温集气站、阆中气田液化气站都采用节流阀直接膨胀制冷。中坝气田利用简阳空气压缩机分厂的透平膨胀机制冷回收液化气和轻质油，取得好的收率和经济效益。在大庆和中原油田，膨胀机制冷也获得广泛的有效应用。浙江大学和杭州空气压缩机厂开发的热分离机，在新疆克拉玛依油田运转正常。（3）混合制冷方法混合制冷方法是前述两种方法的组合，即冷量来自两部分：一部分由直接膨胀制冷提供，不足部分由外加制冷源提供，因此适应性较大，即使外加制冷循环(一般为丙烷冷冻循环)发生故障，整套装置也能保持在较低收率下继续运转。这种方法的外加制冷循环比第一种方法容量小，流程简单，混合制冷方法的外加制冷循环，主要解决原料气中高沸点的重烃的冷凝，而膨胀制冷可以用到较低温度位，以提高乙烷和丙烷收率。凝析气田轻烃回收方法的选择，取决于很多因素，例如气体压力、气体组成、气量及储量等，甚至还因时而异。同时也取决于下一步综合下面就凝析气田开发过程中轻烃回收工艺过程进行讨论。2

冷凝分离回收工艺在凝析气藏开发的轻烃回收工艺中，根据我们多年来的经验认为，按如下流程可获得较好的回收效果，同时按分离要求不同选择不同的流程。图11–8为回收工艺流程示意图。在上述回收工艺示意流程图中，深冷分离部分可采用两种工艺。一种为节流膨胀分离，另一种为透平膨胀机分离。图11––9为节流膨胀致冷分离流程示意图。图11–8

回收工艺流程示意图

图11–9

节流膨胀致冷分离流程示意图

稳定塔顶的甲烷、乙烷和水蒸气可作为燃料气或它用。塔底稳定凝析油和乙二醇混合液经换热器降温后进入三相分离器，在那里完成凝析油和乙二醇的分离。三相分离器分出的凝析油可直接送炼厂或化工厂。三相分离器分出的乙二醇富液，送乙二醇提浓工段。乙二醇提浓属二元(水和乙二醇)混合物的精馏。由于水和乙二醇沸点相差很远(在0.101325MPa时水的沸点为100℃，而乙二醇为197℃)，而且二者不形成共沸混合物。所以在常压下用一个塔板很少的精馏塔、就可以实现乙二醇提浓。提浓塔底出来的乙二醇贫液，可冷却后循环使用。针形阀节流制冷冷凝分离流程适用于高压、含凝析油组分不太富的气田。对于这类气田，开发初期和中期都可采用这一流程回收轻烃。下图为典型的从天然气中回收乙烷和重烃的低温透平膨胀工艺。该流程含有节流膨胀工艺，（图11-10）。

图11–10

低温透平膨胀工艺流程示例

五、轻烃回收最佳操作条件分析在凝析气田开发设计过程中，如果轻烃回收的工艺流程已定，为了充分利用气藏开发中气体的天然能量(高压)来获得较好的经济效益，我们可以通过分析不同分离过程的最佳操作条件来达到这一目的。所谓最佳操作条件分析是就是分析研究操作压力、温度和凝析液回收量的关系，结合我们凝析油回收的目标，确定出最合理的操作条件，在此条件下可以获得目的成分的最大回收量。如果采用回注干气保持地层压力开发或者有外输压力要求，那么应该从开发的整体上进行综合考虑，进行技术经济分析，实现开发方案的总体优化。对于从事气田开发的工程技术人员应该对操作条件有一些基本认识。1

常温高压分离图11–11

常温高压分离器摩尔回收量与压力的关系

开发早、中期，压力较高，常温高压分离的压力操作条件可在较大范围内变化。由于温度恒定，可以采用相态分析中的等温闪蒸方法来分析这一工艺单元，计算基本过程参见例1。我们对四川中坝雷三和吐哈丘东凝析气藏的轻烃回收工艺分析中发现：常温高压分离器主要回收的是C5+以上的重质烃类，操作压力的提高使C5+的回收量增加较少，但中间组分(C3、C4)增加较快，随压力的进一步增加，中间组分和C5+要相对减少。整个回收液量与操作压力的关系为一上凸的曲线。如图11–11所示。当然，对于不同的凝析气体系，最佳分离压力操作条件亦是不同的，在实际工作过程中，需根据气田实际情况进行具体分析。需要指出的是，随着大气温度的变化，常温高压分离器的最佳条件也会发生变化。如果是温变不大，实际操作时可以不予考虑其变化，但当温度变化较大时，需要对其进行重新分析，以取得和后面的流程整体上处于最优分离操作条件工作下。例11-1

某井站天然气的组分及组成如下表所示，供气能力为100kg-mol/小时，经过级次降压以后，在1378kPa下进行冷凝回收，当温度稳定在-101℃时，试确定：该混合物是否处于两相区？如有冷凝液相出现，请用第三章的气液平衡中的闪蒸计算方法，求取气液相的量和平衡气液相组成（收敛精度为ε<10-3）组

分C1C2C3合

计组

成（%）76.1920.363.45100

解：（1）该天然气的进料组成Zi为：0.7619，0.2036，0.0345

①首先确定各组分在1378kPa、温度-101℃时的平衡常数Ki。

Kc1=1.60，Kc2=0.051，Kc3=0.0029

②计算和

当它们均大于1时，说明其处于两相区。

=1.60×0.7619+0.2036×0.0051+0.0029×0.0345=1.2295

=0.7619/1.60+0.2036/0.051+0.0345/0.0029=16.3649

可见，该体系在1378kPa、温度-101℃时处于两相区。

（2）该闪蒸计算实际上是两重迭代求解方法，求解结果是每摩尔进料的液化量L=0.5999

摩尔，于是出口条件下，天然气的流量为：100×（1-0.5999）=40.01kg-mol/h；液化量为：100×0.5999=59.99kg-mol/h。2

节流膨胀低温分离1）节流膨胀过程天然气冷冻设备经常采用节流阀，使气体进行节流膨胀，获得降低温度的效果。如图11–12示的节流过程。图11––12

等焓节流膨胀图

气流流经缩口时，由于截面积缩小，流速增加，经过缩口后截面积又恢复到孔口前的大小，流速恢复到先前的状况。由于此过程进行得很快，可视为绝热过程，且忽略动能变化，根据稳定流动能量方程式：

(11-1)

式中

–––表示单位质量流体由截面1到截面2的焓变化；

–––表示单位质量流体由环境吸收之全部热量；

——表示截面1和2的流体平均速度差；

WF–––对流体所作的轴功

–––截面1和2处的水平高度差。因Q、、、等均为0，因此可得：

(11–2)

或上式说明节流过程的焓值相等，这就是节流过程的重要特征。在节流过程中，由于微小压力变化所引起的温度变化，可定义为微分节流效应系数，或焦尔–––汤姆逊系数，表示如下：

(11–3)

表示经过节流膨胀后，气体的温度随其压力的变化率，如果是正值，节流后的气体温度将随其压力的降低而下降。这正是采用节流膨胀制冷技术的物理基础。为了解释其原因，这里比上一章作更详细解释，可用全微分来推导。因为焓是系统的状态函数，并设它为P和T的函数。把焓H写成全微分形式。

(11–4)因节流前后的焓值不变，则dH=0，上式可写成

(11-5)

已知，故

由热力学基本方程

dH=TdS+VdP

(11–6)求得焓的压力导数。

据马克思韦（Maxwell）关系式

则有

(11–7)

将方程式(11–7)代入式(11–6)，可得到

(11–8)

式中

CP––––气体的定压比热对于理想气体，由于PV=RT，，由公式(11–8)得，即理想气体节流的温度不变。对于真实气体，方程式(11–8)有以下3种情况：，节流后温度降低，称为冷效应；，节流后温度不变，称为零效应；，节流后温度升高，称为热效应，例如用氢作为制冷剂在普通温度下的情况。如已知气体的状态方程，即可利用公式(11–8)近似算出节流效应系数的值。上面所讨论的是微分节流效应，系指压力变化为无穷小时温度的变化。但是在实际节流膨胀中，压力的变化为一有限值，由此而获得的相应温度变化为：

(11-9)

根据方程式(11–8)，上式(11–9)可写成

(11–10)

式中

T1、T2–––分别为气体节流前和后的温度；

P1、P2–––分别为气体节流前和后的压力。在知道进料条件P1和T1和分离压力P2的情况下，如果能够计算出节流温降，那么我们就可用相平衡计算求得回收液量；通过改变分离器压力获得操作压力与回收量及操作压力与温降的关系曲线，从而得到最佳的分离效果。从(11–10)式，方程的右端如果引入能同时描述汽––液两相行为的状态方程，就可以获得节流温降的大小和相应的在该条件下的回收量。现以第三章提到的PR方程为例来讨论这一过程。（2）节流膨胀分离模拟方法在(11–10)式中，我们可以看到，如果要直接计算温降，需要首先对方程右端进行积分，而积分函数中的T、V与压力相关；使得在实际计算时存在一定的困难，所以在实际计算过程中，常采用迭代计算的方法求得所需要的参数。PR方程在本书的第三章已经作了介绍。在这里给出它的焓差方程式(11–11)：

(11-11)还可由其他关联形式（对PR方程）见文（25）

（11-11a）式中

（11-11b）

式中的参数同第三章。节流膨胀闪蒸计算方法常应用的有简化和严格的计算K和H的算法，现介绍后一种算法。让我们先讨论绝热节流闪蒸计算的数学模型。图11–13

绝热节流过程示意图

绝热节流过程是天然气加工中必不可少的热力学过程之一。如图11–13所示。当一混合物(气田开发过程中的轻烃回收中混合物通常是气相)，其压力为P1，温度为T1，焓值为HI，在绝热情况下瞬间压降至P2，其中一部分气体被液化，系统温降至T2，焓值为HF。由于绝热(Q=0)，故进料焓值和分离器中混合体系焓值相等，即HI=HF。

设组分数为n，进料组分为Zi，则描述这一过程中的独立方程如下相平衡方程组

(11-12)

物料平衡方程：

(11-13)

热平衡方程

设总摩尔数F=1

(11-14)

图11-14

平衡常数Ki计算框图求解这一过程，需要用第三章的相平衡计算知识。该计算流程中，内层循环为物质平衡计算，中层循环为热力学平衡计算，外层为热平衡循环。当给定各层的计算误差后，并给出T2的初值后，就可以进行计算。内层和中层的计算方法同第二章的相平衡计算。外层循环，当中层循环收敛后，调用状态方程焓模型，计算汽液相的Hv和HL，并用(11–14)式计算节流后的混合焓HF，收敛判据为(11–15)式

(11–15)若不满足(11–15)式，调整温度继续计算，直到满足为止，结果可得到液化率（或汽化率e）和汽、液相组成及温降幅度。3、节流膨胀低温分离计算步骤1）物料平衡（平衡常数）计算

平衡常数计算现常用适当的状态方程同时计算气、液相逸度完成。图11-14为使用PR等方程计算平衡常数的框图。如图所示，计算过程在设定初值（后将计算出气、液相逸度，然后求得的平衡常数与初值核对，反复迭代完成。初值设定很关键，一般用威尔逊公式定初值，可参见第三章。2）闪蒸计算一种物料进入分离段后而分成组成不同而且相互平衡的蒸汽和液体，此种操作称为闪蒸，它可在等温和绝热条件下进行。（1）等温闪蒸这类计算所使用的方程有：a.相平衡：b.物料平衡：，，；

c.引入汽化分率（或液化分率=L/F）e=V/F。式中

F、L、V—分别为进料、液相、气相量，kmol/h；

、、—分别为i组合在进料、液相、气相中的摩尔组成，f；e—汽化分率，在0-1范围内变化。在实际计算过程中首先要判断在指定条件下混合物是否处于两相区，仅在两相区时才能进入迭代循环。迭代循环包括两层，内层为e循环,外层为率K循环.在e循环中将平衡数视为常数求介汽化率.在内层收斂后则进入外层K循环,求出气相逸度fiV和液相逸度fiV，并判断是否满足所要求的收斂精度，如有组分不能满足，则返回e循环重新计算，直到所有组分的fiv和fiL值均满足收要求。图11-15为等温闪蒸的计算框图，可使用SRK、PR等方程计算。（2）绝热闪蒸绝热闪蒸的典型情况就是我们这里所讲的等焓节流膨胀，在瞬间降压时有一部分物料汽化，也有一部分液化。汽化所需潜热由物料的热量提供，所以温度下降。绝热闪蒸所使用的方程除包括等温闪蒸所使用的相平衡、物料平衡及汽化（或液化）分率外，还需要用热平衡方程式（即式11-14）：式中

、、、—分别为进料、出料、气相和液相的焓值，KJ/kmol。由于多了个热平衡，所以绝热闪蒸计算需要三层迭代循环，即内层的e循环，中层的K循环和外层的T（节流后温度）或焓的循环，绝热计算的框图见图11-16。（见文[9]）3）理想焓的计算方法3）理想焓的计算方法焓为热力学状态函数，其改变量仅与体系的初始态和终止态有关。也就是说，我们可以取任一条达到同一终点的途径来计算热力学性质的改变量。热力学性质的总的改变量应当是整个途径改变量的和。这样一来，在指定状态(P、T)下物质的焓可看作该温度下的理想气体焓H0和真实气体焓的修正值

(11-16)

在前面我们已经讨论了如何利用状态方程计算焓差(H–H0)的方法。上式表明，为求出汽相或液相混合物在指定T、P和组成yi下的焓H，还必须计算于同一温度T和组成yi下理想气体混合物的焓H0，而

(11–17)

式中

Hi0––纯组分i于系统温度T下的理想气体焓

yi––混合物中i组分摩尔分数理想气体i的焓Hio可由其热容数据按下式计算：

(11–18)

式中

––理想气体i的热容

––理想气体i在参比状态T0、P0下的焓值。参比状态及其焓值的选择原则上是任意的。常用00K和0atm(1atm≈0.1MPa)下，一些手册中列有大量烃类和有关组分的理想气体焓数据，为便于使用，通常将这些数据回归成多项式形式，如

(11–19)

式中

T––系统温度，K––i组分常数为以重量单位表示焓，其单位为kcal/kg。美国石油学会在其API数据手册（见文[13]）中列有常见烃类及非烃类气体的常数值，部分数据列于表11–6。表中数据适用于按(11–19)式计算。式中B0i是一基准换算常数，当取0K,0atm(1atm≈0.1MPa)下=0时，B0i=0(表11-8

中的非烃气体采用此基准)。选用该基准时液相的焓常为负值，为避免出现这种情况。在API手册中烃类组分的焓均以–129℃(–200F)饱和液的焓为零作基准(此时B0i≠0)。真实气体焓的修正值也可参见文[22]由查图得出（图11-17）

表11–6

理想气体焓常数①，用于(11–19)式计算，kcal/kg组

分

iB01B11B21B31B41氧0.019.755830.44734-0.00878335.82162氢0.0341.34548-0.315740.0755374-39.88945水0.040.831930.660780.001995810.62455硫化氢0.020.843960.60610-0.00304880.00062氮0.023.699590.175750.00192754.81573氨0.038.331162.27374-0.018632917.67655一氧化碳0.023.306430.24926-0.00053175.83244二氧化碳0.011.001371.20649-0.0283516-2.64613甲烷41.611136.817033.61109-0.012391711.24017乙烷89.3333411.008545.64426-0.098859213.41156丙烷92.316673.038206.28335-0.12832348.49685正丁烷85.024558.293486.28800-0.13028339.36758异丁烷86.497236.625866.46693-0.1393667062521正戊烷82.893908.023116.20784-0.13113776.73704异戊烷80.950006.375206.40946-0.13710322.77245正己烷79.983347.817476.19992-0.13246035.77526正庚烷78.521127.5920006.01558-0.12928314.35934正辛烷75.967237.639446.17875-0.13336943.51807正壬烷76.395567.589896.16946-0.13357092.79169正癸烷72.430007.551666.16868-0.13381172.12116乙烯83.6111215.988194.48315-0.08403011.73276丙烯91.222239.639105.23976-0.10742312.49193丁烯—189.130568.449315.53000-0.11735126.12045顺丁烯–292.533345.838755.58216-0.115923618.74591反丁烯–293.590569.291505.37633-0.11114336.11359异丁烯94.596119.429575.42873-0.1138876-1.91327戊烯–183.561678.950465.56785-0.11820915.11689己烯–176.982788.503165.67941-0.12200344.10987丙二烯120.3544513.881804.17881-0.0907634-2.36901丁二烯–1，2111.5505611.076184.66270-0.1001024-1.83192丁二烯–1，3107.568909.766905.02288-0.1157950-10.72657乙炔113.4750126.223202.60327-0.0567710-23.58306甲基乙炔92.6433415.521723.93338-0.0835777-4.69647环戊烷95.25779-4.246956.69515-0.115760524.50023环己烷90.32112-6.093737.31965-0.165002522.93496苯110.113900.620834.95508-0.11635072.11365甲苯103.080561.430165.08117-0.11667211.06834邻二甲苯99.532234.108184.99295-0.11178-3.55099偏二甲苯93.404152.445975.11338-0.1166740.448628对二甲苯96.435562.534255.09884-0.11143651.64130乙基苯97.865562.605565.21138-0.1193178-2.17606图11-17

实际气体焓的修正值

虽然按不同基准算出的焓值不等，但对计算焓变化并无影响。因此，对无化学反应发生的物理过程，在计算混合物焓时各组分的焓的基准并不需要相同。对不同的组分可选用不同的基准。但对同一组分其汽、液相焓的基准必须一致。为了解节流膨胀分离过程中，操作参数对回收量的影响，通常分析两种情况：一种是恒定上游温度和压力，调节分离压力以获得不同回收量的比较；另一种是恒定上游压力和节流后的分离压力，调节上游温度获得对比液量，以此分析节流膨胀分离的