【文章內(nèi)容簡介】 kJ/h）液化氣的產(chǎn)量/（kg/h）液化氣中乙烷摩爾分率/%203951224038244122264200284274304343324406344464 脫乙烷塔參數(shù)的確定查閱相關文獻，假設脫乙烷塔的理論板數(shù)為16塊（不含再沸器）。 由于脫乙烷塔的塔底出料會成為脫丁烷塔的進料，其中乙烷完全跑進液化氣中，液化氣的要求是乙烷的體積比小于2%。① 確定脫乙烷塔塔板數(shù)與進料位置根據(jù)脫乙烷塔的生產(chǎn)工藝流程來看，脫乙烷塔并非是嚴格意義上的分餾塔，應該是接近于閃蒸塔，而對于閃蒸塔而言其上段進料位置又不盡合理，因為上段進料位置距離塔頂出口太近，上段進料因在塔內(nèi)沒有足夠的停留時間進行閃蒸，塔頂氣體便夾帶著重組分從塔頂跑掉。保證物料經(jīng)冷箱冷卻后的溫度為32 ℃，脫乙烷塔16塊板，一級低溫分離液相進第9塊板，脫丁烷塔進料為60 ℃，塔有10塊塔板，進料在第三塊塔板，回流比為1，脫乙烷塔設定塔頂乙烷含量占乙烷總含量的96%不變，改變脫乙烷塔塔板數(shù)與進料位置，： 不同塔板數(shù)、進料位置的液化氣的質量 （kg/h）進料位置塔板數(shù)/塊第2塊板第3塊板第4塊板第5塊板第6塊板891011121316從上面數(shù)據(jù)可以看出，段進料位置距離塔頂出口太近，上段進料因在塔內(nèi)沒有足夠的停留時間進行閃蒸，塔頂氣體便夾帶著重組分從塔頂跑掉。且當進料位置偏下時，塔頂?shù)囊夯瘹鈸p失會增大，因為塔從上往下的溫度會增大，導致進料中重組分吸熱變成氣體，相當于進料氣相分率增大。塔板數(shù)越多，脫乙烷塔塔頂液化氣損失就會越少。脫乙烷塔選塔板為11塊（不包括再沸器），一級低溫分離液相從第五塊塔板進料。② 確定塔頂乙烷占整個乙烷含量的百分比，改變塔頂乙烷占整個乙烷含量的百分比，： 塔頂乙烷占整個乙烷含量的百分比與塔底的能耗的關系塔頂乙烷占整個乙烷含量的百分比/%液化氣中乙烷的摩爾百分比/%脫乙烷塔塔底的能耗/kW95256496568975729899580，塔頂中乙烷的含量與塔底再沸器的能耗有密切聯(lián)系，當要求塔頂中乙烷含量越高時塔底再沸器得溫度就越高，所需能耗就越高。因此選塔頂乙烷占整個乙烷含量的百分比為96%。工藝流程設計為保證LPG產(chǎn)品質量提高了脫乙烷塔塔底的操作溫度，以減少脫丁烷塔進料中乙烷的含量，而脫乙烷塔操作溫度升高使塔頂產(chǎn)品中CC4的量增加。 相關產(chǎn)品產(chǎn)率及回收率本流程在現(xiàn)有參數(shù)條件下，運行hysys流程模擬，結果得到相關液化氣產(chǎn)品的產(chǎn)量、產(chǎn)率及回收率數(shù)據(jù)，、。 相關產(chǎn)品的CC4的含量 （kg/h） 產(chǎn)品CC4的量原料氣干氣中液化氣輕油中液化氣的產(chǎn)率= 247。 4829=% 相關產(chǎn)品的丙烷含量 （kg/h）物料質量原料氣中丙烷含量液化氣中丙烷含量丙烷回收率= 247。 =%第3章 工藝裝置主要設備的選型需要選型的設備包括：壓縮機、空冷器、換熱器、氣液分離器、膨脹機、泵、脫乙烷塔和脫丁烷塔。 壓縮機石油化工和煉油生產(chǎn)中所用的壓縮機主要有離心式和往復式兩大類。 離心式壓縮機離心壓縮機又稱透平壓縮機，離心壓縮機的特點是轉速高（一般在5000 r/min以上）、級數(shù)多（最多可達10級以上），所以能產(chǎn)生高達1MPa以上的出口壓力。由于壓縮比較高，離心壓縮機常分為幾段，段中間油冷卻器，一面氣體溫度過高。 往復壓縮機往復式壓縮機主要部件有活塞、氣缸及排除活門和吸入活門。因為氣體易于壓縮且密度較小，所以往復式壓縮機的排除活門和吸入活門輕便靈活，易于啟閉。如果往復式壓縮機的壓縮比較大，氣體溫度會急劇上升，此時需安裝冷卻裝置，以降低氣體溫度。為防止活塞桿經(jīng)受熱膨脹后會與汽缸蓋發(fā)生碰撞，活塞行程的終點與氣缸端蓋之間必須留有一定的容積。當往復式壓縮機的壓縮比太大時，壓縮機的動力損耗會顯著增加，排出氣體的溫度太高，有可能導致潤滑油變質和機器損壞等，所以當生產(chǎn)上要求氣體的壓縮比大于8時，應采用多級壓縮。 。 離心壓縮機和往復壓縮機的優(yōu)缺點設備優(yōu)點缺點離心壓縮機體積小、重量輕，運轉平穩(wěn)、操作可靠、流量大而均勻、調節(jié)性能好、維修方便、壓縮氣體與潤滑油不接觸、投資少、操作費用低制造精度要求高；不易加工；當流量偏離額定時效率較低往復壓縮機使用壓力范圍廣（包括低、中、高、超高壓）、效率高、適應性較強、結構復雜易損件較多；維修麻煩；不適用于排氣量較大的情況；會使氣體帶潤滑油。 壓縮機的操作參數(shù)表設備標準狀態(tài)氣量/（m3/min）出口壓力/MPa功率/kW一級壓縮機2604二級壓縮機70223023三級壓縮機95241706 ，只能用離心壓縮機。查離心式壓縮機型號表，： 壓縮機的型號規(guī)格表型號標準狀態(tài)氣量/（m3/min）吸氣壓力/MPa出口壓力/MPa軸功率/kW7102930 換熱器換熱器按照用途區(qū)分，有加熱器、冷卻器、冷凝器和再沸器。按照冷、熱流體的接觸方式基本可分為間壁式、直接混合式及蓄熱式等三種。：高壓氣體的流速范圍在15~25 m/s； MPa左右，水的流速范圍在1~ m/s左右。 換熱平衡是指一個換熱設備中冷熱流體之間的熱量得失平衡，有時還需考慮傳熱過程中熱損失。一般情況，熱損耗小于5%。于保溫良好的設備，熱損耗約在2%。在設計中也可以不考慮熱損失。① 熱負荷的計算熱介質的熱負荷： （）冷介質的熱負荷： （）式中， QQ2—— 熱負荷，單位W； Wh ，Wc——為熱、冷介質的質量流量，單位kg/s； Cph ，Cpc——為熱、冷介質的比熱，單位J/（kg.℃）。② 按逆流計算平均溫度差 （） ()由R,P查參化工原理上冊271頁圖68得換熱器的溫差修正系數(shù)ψ；則平均溫差為 ()③ 選換熱器假設查化工原理278頁表67估計總傳熱系數(shù)K,則換熱器的換熱面積為： （） ④ 確定何種流體走殼程或管程，根據(jù)換熱面積A，初選換熱器型號。計算流體在所選換熱器中殼程或管程的對流傳熱系數(shù)αα2，104m2℃W1。計算實際的總傳熱系數(shù)K和實際所需傳熱面積A: （）其中，、——管內(nèi)外的對流傳熱系數(shù)，單位Wm2℃1； ——管壁導熱系數(shù)，單位Wm1℃1； ——厚度，單位m； 、——管的內(nèi)外直徑，單位m。 空冷器從hysys模擬上可查到各個空冷器所需的空氣流量，： 空冷器所需的空氣流量設備換熱量/（106 kJ/h）溫差/℃初選總傳熱系數(shù)/（℃1）傳熱面積/m2一級空冷器44030926二級空冷器850302315三級空冷器33 301445四級空冷器10 30hysys模擬自定義夏天的環(huán)境溫度為25 ℃，： 空冷器的型號設備數(shù)目型號一級空冷器三臺GP12(DR)I RFD二級空冷器六臺GP12(DR)I RFD三級空冷器三臺GP12(DR)I RFD四級空冷器兩臺GP12(DR)I RFD 水冷器設計選用管殼式換熱器中的固定管板式換熱器。： 原料氣在一級和二級水冷器出的流量設備進料溫度/℃出料溫度/℃進料流量/（m3/s）一級水冷器5030二級水冷器3830初選兩處水冷器的氣體流速為20 m/s，估算它們的管徑分別為20 mm， mm。所以一級水冷器用換熱管Φ25 mm2 mm，此時氣速為17 m/s；二級水冷器用換熱管Φ19 mm2 mm，氣速為17 m/s。104 m2℃/W。初選一級與二級水冷器總傳熱系數(shù)都為200 ℃1。冷水溫度都從20 ℃上升到25 ℃。： 水冷器的基本數(shù)據(jù)以及選型設備換熱面積/（m2）初選換熱器型號實際的總傳熱系數(shù)/（℃1）實際所需換熱面積/（m2）一級水冷器290170312二級水冷器127AET800401381581190123 換熱器根據(jù)經(jīng)驗數(shù)據(jù)初選原料氣流速20 m/s，液體油流速為2 m/s，水的流速為1m/s，： 換熱器的基本數(shù)據(jù)設備熱進料流量/(m3/s)選管徑/mm冷進料流量/（m3/s）初選總傳熱系數(shù)/(℃1)溫差/℃一級換熱器252 20二級換熱器192200三級換熱器192200四級換熱器19220089，查換熱器的型號，： 換熱器選型設備初選換熱器一級換熱器二級換熱器三級換熱器四級換熱器 再沸器本設計選臥式熱虹吸再沸器，加熱管成棱形排列，直徑為Φ25 mm2 mm，： 再沸器的基本數(shù)據(jù)以及選型塔的再沸器交換熱量/kW初選總傳熱系數(shù)/（℃1）溫差/℃?zhèn)鳠崦娣e/ m2脫乙烷塔 569200脫丁烷塔60820077，： 再沸器的型號塔的再沸器選換熱器實際總傳熱系數(shù)/（℃1）實際傳熱面積/m2脫乙烷塔 FLB50030252243脫丁烷塔FLB60095194186：