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伴生气轻烃回收液化气工艺设计

65
2020年5月29日
文档仅供参考

(北京)

CHINA UNIVERSITY OF PETROLEUM

毕 业 设 计

100×104 Nm3/d伴生气轻烃回收液化气工艺设计

院系名称: 化学工程学院
专业名称: 化学工程与工艺
学生姓名: 郭小丰
学 号: 031317
指导教师: 张文慧

完成日期 年 6 月 6 日

100×104Nm3/d伴生气轻烃回收液化气工艺设计

摘要

辽河油田拟新建一套处理规模为100×104 Nm3/d的轻烃回收液化气装置。经过模拟计算,分析了液化气的收率与制冷温度和总能耗之间的关系,确定了制冷温度为-92℃,丙烷收率为81.00%,液化气收率为87.83%的最优工艺参数。针对本工程特点,最终确定了双低温分离器和膨胀机制冷加节流膨胀制冷的同轴增压的轻烃回收方案。该方案采用了冷箱系统,增强了流程装置对组分波动的适应性,减少了冷剂装置的投资,能量利用率高;采用双低温分离塔减少了脱乙烷塔的进料,从而减少了塔设备的投资;回收一级与二级压缩后的原料气的高焓值来加热脱乙烷塔和脱丁烷塔的再沸器,节约1177.8 kW。

关键词:天然气;轻烃回收装置;方案设计

Recovery of Liquefied Petroleum Gas From 1 million
m3 / d Natural Gas

Abstract

Liaohe Oilfield plans to build an installation about light hydrocarbon recovery of liquefied petroleum gas which processes a scale of 1 million m3/d natural gas. The relationship between the yield of liquefied petroleum gas and refrigeration temperature and total energy consumption by simulation is analyzed to determine the optimal process parameters that the refrigeration temperature of -92 ℃, propane yield of 81.00% and liquefied gas yield of 87.83%. Because of characteristics of this project, coaxial pressurized light hydrocarbon recovery program is ultimately determined that is with the pairs of low temperature separation column and the expansion plus throttle expansion cooling mechanism. The program uses a cold box system, so it enhances the adaptability of the process device to component fluctuations and efficiency of energy and reduces the cost of the refrigerant system. Adding dual low temperature separation machines can reduce the feed of off ethane tower, thereby reducing the cost of the tower equipment. Large energy of the recovery of the feed after compression can be used to heat off ethane tower and off butane tower re-boilers to save 1177.8 kW.

Key words : natural gas;an installation about light hydrocarbon recovery;the conduction of the project

目 录

第1章 前言 1
1.1 油田伴生气回收的目的 1
1.2 天然气轻烃回收的主要产品 1
1.2.1干气 1
1.2.2液化气 2
1.2.3 轻油 2
1.3 国内外LPG工艺技术概况 2
1.3.1国内技术 5
1.3.2国外技术 6
第2章 工艺流程设计 7
2.1 辽河油田轻烃回收简述 7
2.1.1 轻烃回收液化气设计背景 7
2.1.2 原料组成 7
2.1.3 主要产品及产品质量要求 8
2.2 HYSYS流程模拟 8
2.2.1 状态方程 8
2.2.2 工艺流程介绍 9
2.3关键设备工艺参数的确定 11
2.3.1 三级压缩压力的确定 11
2.3.2 确定物料经冷箱冷却后的温度 11
2.3.3 脱乙烷塔参数的确定 12
2.4 相关产品产率及回收率 14
第3章 工艺装置主要设备的选型 15
3.1 压缩机 15
3.1.1 离心式压缩机 15
3.1.2 往复压缩机 15
3.2 换热器 16
3.2.1换热器的选型计算 17
3.2.1 空冷器 18
3.2.2 水冷器 19
3.2.3 换热器 20
3.2.4 再沸器 20
3.3气液分离器 21
3.4 膨胀机 22
3.5 塔 22
3.5.1 脱乙烷塔 24
3.5.2 脱丁烷塔 24
3.6 泵 25
参考文献 27
致谢 29
附录 30
附录 A 30
附录 B 32
附录 C 36
附录 D 43
附件 45
附件 A 天然气轻烃回收液化气工艺流程P&ID图 45
附件 B 文献翻译 46
附件 C 英文文献 46

第1章 前言

1.1 油田伴生气回收的目的
随着石油资源的日渐枯竭和石油化学工业的快速发展,人们对石油资源的利用也越来越精细化。而在油田开发中,除了开采出大量原油,还附带着丰富的油田伴生气和凝析气。天然气进行轻烃回收过程,不但可降低天然气的露点,还能够改良天然气质量,避免腐蚀管道设备,还可避免天然气在输送的过程中因发生烃类凝结造成的管道阻塞[1],还能够获得廉价、高纯度的化工原料,因此轻烃回收工艺对天然气的经济效益的提升具有十分重要的现实意义,它在化工生产过程中占据也越来越重要的位置[2]。
1.2 天然气轻烃回收的主要产品
天然气轻烃回收的主要产品有高纯度甲烷,高纯度乙烷,合格的液化气(主要是丙烷和丁烷),高纯度丙烷,高纯度丁烷,轻油(C5+),还有稀有气体[3]。
对于本工艺而言轻烃回收的产品为干气,液化气,轻油。
1.2.1干气
油田伴生气经过脱水、净化和轻烃回收工艺即提取出液化气和轻油之后,主要成分为甲烷的天然气叫干气。一般来说,天然气中含90%以上甲烷的叫干气,而甲烷低于90%,乙烷、丙烷等含量大于10%的叫湿气。

1.2.2液化气
液化石油气,英文简称LPG(Liquefied Petroleum Gas ),是石油天然气产品之一,是由炼厂气或油田伴生气经过加压、降温、液化、分离等步骤得到的一种无色、挥发性气体。由天然气所得的液化气的成分主要为丙烷和丁烷(含少量的乙烷和戊烷)。
随着石油化学行业的快速发展,液化石油气作为一种基本化工原料和新型燃料,已经越来越受到人们的重视[4]。在化工方面,液化石油气经过催化裂化能够分离得到乙烯、丙烯、丁烯等产品,能够用来生产合成塑料、合成橡胶、合成纤维及生产染料等产品[5]。液化石油气用作燃料,由于其无烟尘、热值高、操作使用方便等特点,已广泛地进入人们的生活领域。另外,液化石油气还可用来用于有色金属冶炼、窑炉焙烧、作汽车燃料、居民生活燃用。
当前中国的经济发展与能源紧缺矛盾仍显突出,而液化石油气的使用范围越来越广,使用量越来越大。因此,加强对液化石油气的生产,提高天然气的利用价值是非常有必要的。
1.2.3 轻油
轻油能够作为石化原料,既能够去管式炉裂解制取乙烯、丙烯,还能够去催化重整制取苯,甲苯,二甲苯的重要原料。
1.3 国内外LPG工艺技术概况
回收天然气中的烃类一般采用的工艺包括油吸收法、吸附法和冷凝法[6]。
国内外近30多年已建成的轻烃回收装置大多数是采用冷凝法。冷凝法回收轻烃工艺是根据原料气中各组分沸点温度不同原理,在不同的温度下将较高沸点的组分分离出来从而达到轻烃回收的目的。冷凝法分离可分成浅冷分离和深冷分离两大类型。一般最低温度一般在-60 ~ -40 ℃左右为浅冷工艺;最低温度一般在-100 ℃左右为深冷工艺。当原料气的量较小,其中C3+烃类含量较多,NGL回收装置对丙烷的收率要求不高时,一般采用浅冷分离工艺。若只是为了控制天然气烃露点,对烃类收率没有特殊要求的露点控制装置,一般也采用浅冷分离工艺。深冷工艺多用于大规模地回收高纯度气体,特点是耗能高,处理量大。
冷凝回收工艺过程主要包括原料气预处理、压缩、降温、脱水、制冷和冷凝液回收部分[7]。制冷、冷凝液回收是轻烃回收工艺的重要环节,这些环节对提高产品收率,合理利用能量,保证产品合格、降低能耗起着关键作用。
脱水系统 脱水工艺有三甘醇脱水法、分子筛吸附脱水法、甲醇脱水法或乙二醇防冻法。其中吸附法脱水有较好的适应性,脱水后的气体露点会降低。在深冷型轻烃回收工艺中,深冷温度最低一般都在-100 ℃左右,为防止在超低温状态下出现天然气水合物堵塞管道现象,必须在制冷前脱去原料中的水蒸气。深冷型轻烃回收工艺一般采用吸附法脱水中的分子筛干燥脱水法。脱水压力越高,温度越低,则分子筛的吸附能力越强,因此为保持分子筛高吸水量,操作温度要在室温。美国、意大利、加拿大等国家在浅冷装置中多采用甘醇脱水法和乙二醇防冻脱水法;国内外深冷装置中多采用分子筛脱水法或分子筛脱水法与其它脱水方式相结合的方法。
制冷系统 制冷工艺主要有3种:①外冷源制冷工艺;②膨胀制冷工艺;③膨胀制冷与外冷源制冷相结合的制冷工艺。浅冷工艺一般采用外冷源制冷工艺。深冷工艺一般采用膨胀制冷工艺或膨胀制冷与外冷源制冷相结合的制冷工艺。但如果原料气进装置时压力很高(一般大于5.0 MPa),有足够压差可供利用,或者原料气进料较少,所需制冷量较小时,可采用单一膨胀制冷工艺,制冷的温度一般在-80 ～ -110 ℃左右。外冷源制冷工艺中冷源包括氨气、丙烷和氟利昂。在选用冷剂时主要考虑以下几个方面:(1)制冷剂的蒸发潜热,这关系到冷剂循环量和压缩机的能耗;(2)冷剂的冷凝压力,以关系到压缩机的装置费用;(3)冷剂的毒性;(4)冷剂的获取难易程度。因此首选冷剂就是氨和丙烷,二者的优缺点及使用情况如下表所示:

表1.1 氨制冷和丙烷制冷工艺比较表
制冷温度
C2+收率/%
工艺优缺点
应用情况

氨制冷
(-30~-25 ℃)
25~35
优点:工艺成熟,设备性能可靠
缺点:能耗高,氨的腐蚀性等
较少使用

丙烷制冷
(-40 ~-30 ℃)
80~85
优点:制冷系数大,丙烷容易获得
缺点:价格高,技术不够成熟
广泛应用
丙烷循环压缩制冷工艺是新制冷工艺,最低温度在-35 ~ -30 ℃左右。丙烷由轻烃回收装置获得或外部买进。丙烷无刺激性气味。
膨胀制冷工艺采用小膨胀比单级膨胀制冷技术。膨胀机的膨胀比一般为3 ~ 6,高效区的膨胀比一般为3 ~ 4,深冷工艺要求膨胀机在高效区下运行。若膨胀比大于7,那么膨胀机的等熵效率明显偏低。此时可考虑采用两级膨胀压缩。膨胀机入口物流温度一般在-30 ~ -7 ℃左右,压力一般不高于6 MPa。
凝液回收 原料组成和制冷后的温度是凝液回收的关键因素。在相同温度、压力条件下,气体越重,则天然气液化率越高,轻烃收率越高;对同一种原料气,制冷后的温度越低,则越容易回收高品质的凝液;但从另一方面说,制冷付出的代价也就越大。对于组分不同的原料气、不同的轻烃收率要求,应该进行多方案的经济和操作技术上的分析对比,以确定合适的操作压力和轻烃收率。如对于回收丙烷的装置,丙烷收率为60％～90％[8];对于回收乙烷的装置,乙烷收率一般为85％。一旦收率超出此等范围越多,能耗越大[9]。

1.3.1国内技术
(一)中国有采用浅冷分离的冷剂法回收LPG装置典型工艺流程。
此工艺的优点是流程较简单,投资较少;缺点是丙烷收率较低,一般仅为50%～65%。主要原因是大量丙烷从低温分离器、脱乙烷塔塔顶进入干气中。因此,中国一些已建或新建采用浅冷分离工艺的NGL回收装置大多对此流程进行了改造。有的在低温分离器与脱乙烷塔中间增加重接触塔,采用脱乙烷塔塔顶回流罐的低温凝液作为吸收油;有的则在低温分离器与脱乙烷塔之间增加了吸收塔,采用本装置经过冷冻后的轻油作为吸收油,从而提高丙烷收率。
(二) 采用透平膨胀机制冷法的工艺流程
对于高压原料气,当进料的压力远远高于外输压力,有足够压差可供利用,且压力和气量较稳定时,采用膨胀制冷就可满足凝液回收的制冷要求。中国川渝气区已建的5套LPG回收装置即采用膨胀机制冷法。
装置的丙烷收率达75%以上,LPG收率为16～19 t/d,轻油收率为5.47 t/d。由于原料气具有可利用的压力能,因此该流程能耗很小,只需少量干气作为脱水系统再生加热炉的燃料气。
(三)膨胀制冷与外冷源制冷相结合的制冷工艺流程
原料气较富,且对丙烷收率要求较高的轻烃回收装置,大多采用膨胀制冷与外冷源制冷相结合的制冷工艺。现以中国胜利油田的一套采用氨预冷与膨胀机制冷的工艺流程为例介绍如下[10]:
原料气为伴生气,处理量为50×104 m3/d,其组成见下表 。最低制冷温度在-90 ~ -85 ℃左右,丙烷收率为80% ~ 85%,液烃产量为110~130 t/d。该原料气中C3+烃类含量为8.42 v% ,丙、丁烷含量为6.86 v%,仅采用膨胀机制冷所得冷量不能满足需要。故必须与冷剂(氨)联合制冷。
当然,中国还有许多以回收C2+烃类为目的LPG回收装置工艺流程,如中国大庆油田在20世纪80年代从Linde公司引进两套处理量均为60×104 m3/d的NGL回收装置,原料气为伴生气,采用两级透平膨胀机制冷法,制冷温度一般为-90 ~ -100 ℃,最低-105 ℃,乙烷收率为85%,每套装置混合液烃产量为5×104 t/a。辽河油田在20世纪80年代从日本挥发油公司引进的120×104 m3/d NGL回收装置采用透平膨胀机与丙烷制冷联合制冷法工艺流程,产品有干气、丙烷、LPG和轻油。
1.3.2国外技术
国外轻烃回收装置的除了上文提到的三种工艺,还有节流膨胀制冷工艺,气体过冷工艺(GSP),液体过冷工艺(LSP),直接换热工艺(DHX),混合工艺制冷工艺等。可是最主要的是膨胀机与冷剂联合制冷工艺。
直接换热工艺是脱乙烷塔顶气与膨胀制冷后的低温原料气直接换热,使塔顶气中的C2+烃类冷凝,再进入直接接触塔(DHX塔),在与原料接触的过程中,乙烷选择性好,吸收能力强,因此在冷量与原料直接换热的作用下,原料气的温度进一步降低,从而获得较高的丙烷收率。
DHX塔相当于一个吸收塔。工艺的实质是将脱乙烷塔回流罐的凝液经过换冷、节流降温后进入DHX塔顶部,用以冷却低温分离器进该塔中的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,实践证明在相同条件下C3+收率可由72%提高到95%,而改造的投资却较少。
一套由Linde公司设计的NGL回收装置,采用膨胀机与丙烷制冷联合制冷,还引入了DHX工艺。该装置以丘陵油田伴生气为原料气,处理量为120×104 m3/d。
美国福陆公司(FLUOR) 设计加工能力为200×104 m3/d的天然气深冷装置采用的是两级膨胀和氨吸收辅助冷剂制冷工艺。日本日辉公司(JGC) 设计了加工能力为120×l04 m3/d的天然气深冷装置采用的是单级膨胀加丙烷辅助冷剂制冷工艺。
第2章 工艺流程设计
2.1 辽河油田轻烃回收简述
2.1.1 轻烃回收液化气设计背景
辽河油田在1987年开始建造200×104 Nm3/d天然气轻烃回收装置,于1989年正式投产。当时的辽河油田天然气轻烃回收装置是国内规模最大的深冷轻烃回收装置。装置原先设计的处理规模为200×104 Nm3/d,当前实际原料只有120×104 Nm3/d。据辽河油田”十一五”天然气开发规划,天然气产量还将继续下降。因而存在装置设计规模与实际处理量不匹配、现有装置能力过大、操作费用高、能耗过高、经济效益降低等问题。而且装置大部分重要设备老化严重,已不能满足生产运行要求。因此根据天然气减量情况,拟新建一套处理规模为100×104 Nm3/d 的轻烃回收装置。现根据辽河油田实际情况,对辽河油田新建100×104 Nm3/d 天然气轻烃回收工艺技术进行研究。经过优化方案,推荐最佳工艺技术方案,做到”满足技术要求下的最低成本”即降低能耗,降低投资,现场操作简单易行,实现最佳经济效益的目标。
2.1.2 原料组成
进料原料天然气组成见表2.1。

表2.1 辽河油田天然气的组成[11]
组分
摩尔分数
组分
摩尔分数
甲烷
0.868 2
正己烷
0.002 9
乙烷
0.054 8
正庚烷
0.001 8
丙烷
0.032 3
正辛烷
0.000 9
异丁烷
0.008 6
正壬烷
0.0000
正丁烷
0.011 6
二氧化碳
0.003 1
异戊烷
0.004 0
氮气
0.008 4
正戊烷
0.003 4

注:原料天然气进装置的压力为0.125 MPa,进站温度为20 ℃。
由表可知,该原料气中C3+烃类含量为6.55 mol%。原料气中丙、丁烷含量为5.25 mol%,含量较少。
2.1.3 主要产品及产品质量要求
本项目中轻烃回收设计的产品为液化气、外输天然气。
① 干气符合外输天然气标准[12];
② 液化气符合油田气液化气标准[13]。
2.2 HYSYS流程模拟
2.2.1 状态方程
因为需要对轻烃回收液化气流程设计进行模拟,因此使用Aspen HYSYS模拟软件。模拟过程中选用的状态方程是Peng-Robinson方程。
P-R方程的表示式是:
p=－ (2.1)
其中方程参数:
a(T)=a(T)×ac
ac=ΩaR2Tc2/pc,Ωa=0.45724
b=ΩbRTc/pc,Ωb =0.07780
a(T)=[1+m(1-Tr0.5)2]
m=0.37464+1.54226ω-0.26992ω2
PR方程可同时应用于气液两相,是当前石化工行业中经常使用的状态方程之一。PR方程的临界压缩因子是0.301,比较接近于真实流体的临界压缩因子,而且PR方程能够满足气液平衡计算精度要求,因此本流程模拟采用的状态方程是PR方程。
2.2.2 工艺流程介绍
本项目辽河油田伴生气回收液化气工艺属于深冷工艺。工艺设备主要包括进站预分离器、压缩机、空冷器、气液分离器,分子筛干燥器,水冷器,换热器、冷箱、膨胀机,节流阀、低温分离器、混合器、脱乙烷塔、脱丁烷塔和泵。其中膨胀机、脱乙烷塔和脱丁烷塔是关键装置,其中膨胀机的制冷程度以及两塔能否正常的操作对最终产品的质量和收率都有很大的影响。制冷温度越低,液化气的质量和收率都越高。具体的工艺流程如图2.1所示:

图2.1 轻烃回收液化气流程图
从辽河油田的文献中查得原料气组成中不含水蒸气,可能是测量方法中没有明确规定所造成的。
将原料气与循环水混合,进入进料预分离器中将水分出,含有饱和水蒸气的原料气进入一级压缩机加压至500 kPa,再进入一级空冷冷却至50 ℃进入二级压缩机加压至 kPa,再进入一级空冷冷却至60 ℃再与冷箱的冷源出料换热到50 ℃,进入一级气液分离器,分出液态水,再进入一级水冷器降温到30 ℃,进入二级水冷器后,物料进入分子筛干燥器脱水,之因此在脱水器前面加两个气液分离塔,是为了降低分子筛干燥器的负荷,使脱水的效果更好,减少设备的尺寸,使流程更加合理。
物料进入三级压缩机加压到4000 kPa。再与脱乙烷塔塔底出料换热,将塔底出料换到90 ℃,再经空冷器换热到40 ℃,在与进料与分离器的冷水换热,将冷水换到35 ℃,再进入二级冷水器换热到30 ℃,进入冷箱与二级低温分离器塔顶气相换热到-32 ℃后,进入一级低温分离器,液相部分经节流阀降压到700 kPa,与脱乙烷塔顶气压相同。在深冷分离中,由于一级低温分离器分出的液体具有很高的压力,与塔的压差较大,因此考虑到利用节流阀来回收这部分能量,而且利用节流制冷获得一定的温降,提高液化气回收率。另外气相部分进入膨胀机降压到700 kPa。
物料进入二级低温分离器,二级低温分离器的气相中中甲烷和乙烷的摩尔百分比约90%,且质量分数占进料的80%左右,将二级低温分离器的气相分离去到冷箱换热,这样即能够降低脱乙烷塔的进料量,减少塔的负荷,塔径,塔高与塔板数,又能够降低塔的能耗,降低流程的能耗问题[14]。
二级低温分离液相进入脱乙烷塔,脱乙烷塔塔顶出料与脱丁烷塔塔底出料换热,再与二级低温分离气相混成出料作为外输天然气。脱乙烷塔塔底出料经换热到90 ℃,进入脱丁烷塔,脱丁烷塔塔顶出液化气,塔底出料经换热,空冷后到30 ℃去催化重整车间。

2.3关键设备工艺参数的确定
表2.2 天然气组成的物理性质如下所示:
组成
沸点/℃
甲烷
-161.5
乙烷
-88.6
丙烷
-42.1
丁烷
-0.5
伴生气回收液化气工艺的关键参数就是原料气经冷箱冷却后温度和脱乙烷塔、脱丁烷塔的参数。原料气经冷箱冷却后温度越低,那么膨胀后的温度越低,回收液化气的量就越多[15]。对于回收液化气的深冷装置,一般要求装置的丙烷回收率在60% ~ 90%之间。当收率超出此范围时,能耗就会快速增加。因此在工艺设计中,要在保证产品质量和收率的前提下,要考虑节约装置的成本和运行的成本,从而获得最大的经济效益。
2.3.1 三级压缩压力的确定
根据气体外输的气压要求和膨胀机的高效膨胀运行区域,经查阅相关文献[16],确定原料气进入脱乙烷塔的压力为700 kPa左右,三级压缩后的气体压力为4000 kPa。
2.3.2 确定物料经冷箱冷却后的温度
当物料经冷箱冷却后的温度为-35 ℃时,流程不能运行,冷箱发生故障。表2.3的数据中所需要的总能耗不包括脱乙烷塔和脱丁烷塔的塔底再沸器。脱乙烷塔的塔底再沸器可用一级压缩后的原料气加热。
在126.7 ℃时,原料焓值为-7.621×104 kJ/kgmol,当温度为100 ℃时,原料焓值为-7.745×104 kJ/kgmol,已知原料量为1877 kgmol/h,因此当原料降温从126.7 ℃到100 ℃时,焓变为2.33×106 kJ/h,而脱甲烷塔塔底再沸器所需能量为2.186×106 kJ/h,这是完全可行的。
因为实际生产中温度会有2℃左右波动,根据表2.3确定物料经冷箱冷却后的温度为-32 ℃
表2.3 改变原料经冷箱冷却温度后产品的相关数据
经冷箱冷却后的温度/
℃
流程需要的能耗/
(107 kJ/h)
液化气的产量/
(kg/h)
液化气中乙烷摩尔分率/
%
-20
3.435
3951
0.42
-22
3.434
4038
0.42
-24
3.432
4122
0.42
-26
3.430
4200
0.42
-28
3.472
4274
0.42
-30
3.424
4343
0.43
-32
3.422
4406
0.43
-34
3.418
4464
0.43
2.3.3 脱乙烷塔参数的确定
查阅相关文献,假设脱乙烷塔的理论板数为16块(不含再沸器)。
由于脱乙烷塔的塔底出料会成为脱丁烷塔的进料,其中乙烷完全跑进液化气中,液化气的要求是乙烷的体积比小于2%。
① 确定脱乙烷塔塔板数与进料位置
根据脱乙烷塔的生产工艺流程来看,脱乙烷塔并非是严格意义上的分馏塔,应该是接近于闪蒸塔,而对于闪蒸塔而言其上段进料位置又不尽合理,因为上段进料位置距离塔顶出口太近,上段进料因在塔内没有足够的停留时间进行闪蒸,塔顶气体便夹带着重组分从塔顶跑掉。
保证物料经冷箱冷却后的温度为-32 ℃,脱乙烷塔16块板,一级低温分离液相进第9块板,脱丁烷塔进料为60 ℃,塔有10块塔板,进料在第三块塔板,回流比为1,脱乙烷塔设定塔顶乙烷含量占乙烷总含量的96%不变,改变脱乙烷塔塔板数与进料位置,数据如表2.4所示:

表2.4 不同塔板数、进料位置的液化气的质量 (kg/h)

进料位置
塔板数/块
第2块板
第3块板
第4块板
第5块板
第6块板
8
246.1
228.0
222.2
223.7
240.6
9
241.1
221.3
213.4
210.8
212.3
10
239.0
218.7
210.2
206.5
205.3
11
238.4
217.9
208.7
204.6
203.2
12
237.9
217.5
207.9
204.0
202.6
13
237.7
217.3
207.5
203.9
202.2
16
237.7
217.0
207.0
203.8
202.0
从上面数据能够看出,段进料位置距离塔顶出口太近,上段进料因在塔内没有足够的停留时间进行闪蒸,塔顶气体便夹带着重组分从塔顶跑掉。且当进料位置偏下时,塔顶的液化气损失会增大,因为塔从上往下的温度会增大,导致进料中重组分吸热变成气体,相当于进料气相分率增大。塔板数越多,脱乙烷塔塔顶液化气损失就会越少。
脱乙烷塔选塔板为11块(不包括再沸器),一级低温分离液相从第五块塔板进料。
② 确定塔顶乙烷占整个乙烷含量的百分比
在表2.3和表2.4所得结论数据下运行hysys模拟流程,改变塔顶乙烷占整个乙烷含量的百分比,得到表2.5数据:
表2.5 塔顶乙烷占整个乙烷含量的百分比与塔底的能耗的关系
塔顶乙烷占整个乙烷含量的百分比/%
液化气中乙烷的摩尔百分比/%
脱乙烷塔塔底的能耗/kW
95
2
564
96
1.6
568
97
1.2
572
98
0.8
575.4
99
0.4
580
由表2.5数据可知,塔顶中乙烷的含量与塔底再沸器的能耗有密切联系,当要求塔顶中乙烷含量越高时塔底再沸器得温度就越高,所需能耗就越高。因此选塔顶乙烷占整个乙烷含量的百分比为96%。
工艺流程设计为保证LPG产品质量提高了脱乙烷塔塔底的操作温度,以减少脱丁烷塔进料中乙烷的含量,而脱乙烷塔操作温度升高使塔顶产品中C3、C4的量增加。
2.4 相关产品产率及回收率
本流程在现有参数条件下,运行hysys流程模拟,结果得到相关液化气产品的产量、产率及回收率数据,如表2.6、表2.7所示。
表2.6 相关产品的C3、C4的含量 (kg/h)
产品
C3、C4的量
原料气
4829.05
干气中
540.01
液化气
4267.61
轻油中
21.43
液化气的产率=4267.61 ÷ 4829=87.83%
表2.7 相关产品的丙烷含量 (kg/h)
物料
质量
原料气中丙烷含量
2647.5
液化气中丙烷含量
2144.2
丙烷回收率=2144.2 ÷ 2647.5=81.00%

第3章 工艺装置主要设备的选型
需要选型的设备包括:压缩机、空冷器、换热器、气液分离器、膨胀机、泵、脱乙烷塔和脱丁烷塔。
3.1 压缩机
石油化工和炼油生产中所用的压缩机主要有离心式和往复式两大类。
3.1.1 离心式压缩机
离心压缩机又称透平压缩机,离心压缩机的特点是转速高(一般在5000 r/min以上)、级数多(最多可达10级以上),因此能产生高达1MPa以上的出口压力。由于压缩比较高,离心压缩机常分为几段,段中间油冷却器,一面气体温度过高。
3.1.2 往复压缩机
往复式压缩机主要部件有活塞、气缸及排除活门和吸入活门。因为气体易于压缩且密度较小,因此往复式压缩机的排除活门和吸入活门轻便灵活,易于启闭。如果往复式压缩机的压缩比较大,气体温度会急剧上升,此时需安装冷却装置,以降低气体温度。为防止活塞杆经受热膨胀后会与汽缸盖发生碰撞,活塞行程的终点与气缸端盖之间必须留有一定的容积。
当往复式压缩机的压缩比太大时,压缩机的动力损耗会显著增加,排出气体的温度太高,有可能导致润滑油变质和机器损坏等,因此当生产上要求气体的压缩比大于8时,应采用多级压缩。
离心压缩机和往复压缩机的优缺点如表3.1所示。

表3.1 离心压缩机和往复压缩机的优缺点
设备
优点
缺点
离心压缩机
体积小、重量轻,运转平稳、操作可靠、流量大而均匀、调节性能好、维修方便、压缩气体与润滑油不接触、投资少、操作费用低
制造精度要求高;不易加工;当流量偏离额定时效率较低
往复压缩机
使用压力范围广(包括低、中、高、超高压)、效率高、适应性较强、
结构复杂易损件较多;维修麻烦;不适用于排气量较大的情况;会使气体带润滑油
根据hysys软件提供的压缩机操作参数如表3.2所示。
表3.2 压缩机的操作参数表
设备
标准状态气量/(m3/min)
出口压力/MPa
功率/kW
一级压缩机
703.5
0.5
2604
二级压缩机
702
2
3023
三级压缩机
952
4
1706
根据表3.2的数据可知一级压缩排气量太大,只能用离心压缩机。查离心式压缩机型号表,结果如表3.3所示:
表3.3 压缩机的型号规格表
型号
标准状态气量/(m3/min)
吸气压力/
MPa
出口压力/
MPa
轴功率/
kW
H710-6.0/0.87
710
0.087
0.60
2930
3.2 换热器
换热器按照用途区分,有加热器、冷却器、冷凝器和再沸器。按照冷、热流体的接触方式基本可分为间壁式、直接混合式及蓄热式等三种。
在化工原理上册25页表1.3查得经验数据:高压气体的流速范围在15~25 m/s;在0.3 MPa左右,水的流速范围在1~1.5 m/s左右。
换热平衡是指一个换热设备中冷热流体之间的热量得失平衡,有时还需考虑传热过程中热损失。一般情况,热损耗小于5%。于保温良好的设备,热损耗约在2%。在设计中也能够不考虑热损失。
3.2.1换热器的选型计算
① 热负荷的计算
热介质的热负荷:
(3.1)
冷介质的热负荷:
(3.2)
式中, Q1、Q2—— 热负荷,单位W;
Wh ,Wc——为热、冷介质的质量流量,单位kg/s;
Cph ,Cpc——为热、冷介质的比热,单位J/(kg.℃)。
② 按逆流计算平均温度差
(3.3)
(3.4)
由R,P查参化工原理上册271页图6-8得换热器的温差修正系数ψ;则平均温差为
(3.5)
③ 选换热器
假设查化工原理278页表6-7估计总传热系数K,则换热器的换热面积为:
(3.6)
④ 确定何种流体走壳程或管程,根据换热面积A,初选换热器型号。
计算流体在所选换热器中壳程或管程的对流传热系数α1、α2,在化工原理上册390页查天然气的污垢热阻经验数据为1.7191×10-4m2℃W-1。计算实际的总传热系数K和实际所需传热面积A:
(3.7)
其中,、——管内外的对流传热系数,单位Wm-2℃-1;
——管壁导热系数,单位Wm-1℃-1;
——厚度,单位m;
、——管的内外直径,单位m。
3.2.1 空冷器
从hysys模拟上可查到各个空冷器所需的空气流量,如表3.4所示:
表3.4 空冷器所需的空气流量

设备
换热量/
(106 kJ/h)
温差/
℃
初选总传热系数/(W.m-2℃-1)
传热面积/
m2
一级空冷器
4
40
30
926
二级空冷器
8
50
30
2315
三级空冷器
5.15
33
30
1445
四级空冷器
0.6
10
30
555.6
hysys模拟自定义夏天的环境温度为25 ℃,查得空冷器型号如表3.5所示:

表3.5 空冷器的型号
设备
数目
型号
一级空冷器
三台
GP12×3-8-346-1.6S-23.4/L(DR)-I RF-D
二级空冷器
六台
GP12×3-8-346-1.6S-23.4/L(DR)-I RF-D
三级空冷器
三台
GP12×3-8-346-4.0S-23.4/L(DR)-I RF-D
四级空冷器
两台
GP12×3-4-174-1.6S-23.4/L(DR)-I RF-D
3.2.2 水冷器
设计选用管壳式换热器中的固定管板式换热器。水冷器的部分数据如表3.6所示:
表3.6 原料气在一级和二级水冷器出的流量
设备
进料温度/℃
出料温度/℃
进料流量/(m3/s)
一级水冷器
50
30
0.678
二级水冷器
38
30
0.303
初选两处水冷器的气体流速为20 m/s,估算它们的管径分别为20 mm,13.9 mm。因此一级水冷器用换热管Φ25 mm×2 mm,此时气速为17 m/s;二级水冷器用换热管Φ19 mm×2 mm,气速为17 m/s。
天然气污垢热阻经验数据为1.7197×10-4 m2℃/W。初选一级与二级水冷器总传热系数都为200 W.m-2℃-1。冷水温度都从20 ℃上升到25 ℃。计算结果如表3.7所示:
表3.7 水冷器的基本数据以及选型

设备
换热面积/
(m2)

初选换热器型号
实际的总传热系数/(W.m-2℃-1)
实际所需换热面积/