SY T 0077-1993 天然气凝液回收设计规范.pdf

1、中华人民共和国石油天然气行业标准天然气凝液回收设计规范Design Specific.ation ()f Natu ral Gas Liquid Recovery SY IT 0077- 93 7.二绵单位z胜利石油管理局勘察设计研究院批准部门z中国石油天然气总公;ij施行日期:1994年3月1日石油工业出版社1 9 9 3 .北京目次1句啡q34总则术语. . 9 般规定., 工艺方法4. 1 原料气压缩1.2 原料气脱水. 11 . 3 冷凝分离( 1 ) ( 2 ) ( 1, ) ( 7 ) ( 7 ) ( 7 ) ( 8 ) 4. ， 凝液分锢. (1 2) 5 设备门，5. 1 设计

2、压力和设计温度(14)5. 2 原料气厄缩机(14)5. 3 膨胀机组.U们5. 4 分铺培o5. 5 凝顶泵(18)5. 6 热交换器(19)6 设备及管线安装. . . . . . . . ., . . .(21) 6. i 设备平面布置. ( 2 L) 6.2 设备安装. . . . . . . . . . ( 21 ) 6.3 阀门安装(24)6.4 管线安装及其官. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . (2引6.5 棋块设. . ( 26) 7 安全. iI 7. 1 安全阀幻7.2 排放及环保. . . . . . . . . . . . (

3、 28) 附录A投资回收年限的i算.11. .11. . ( 30 ) 、，、，、，1nJRV 句aqqu，.、，也、，飞 C伊dTM叮1创u业明ll| 耗关词能有阳、，、，、，, . a，、 nw气品t户ZMP-42J 附附附中国石油天然气总公司文件(93)中油技字第598号关于批准发布石油地面工程设计文件编制规程等二十七项石油天然气行业标准的通知各有关单位、有关石油专业标准化技术委员会z石油地面工程设计文件编制规程等二卡七项标准草案经审查通过，现批准为石油天然气行业标准。各项标准的编号、名称如下:1 SY 0009- -93 2 SY 0055-93 3 SY 0072 93 4 SY 0

4、073-93 5 SY 0074一-936 SY/T 0076.一937 SY / 1 0077 -93 8 SY/丁0523-93石袖地面工程设计文件编制规程代替SYJ9-.-83) 民距离输油输气管道测量规范(代替SYJ53-83) 管道防腐层高温阴恨剥离试验方法标准管道防腐层补片材料试验方法标准管道防腐层补口绝缘密封住试验方法标准天然气脱水设it规范天然气凝液回收设计规范?由田水处理过滤器9 SY 4024一-9310 SY 4025, - -93 11 SY -10 26-,-, 93 12 SY 4027 . 93 石油建设工程质耸检验评定标准通则代替SYJn4024- 88) 石油

5、建设工程质量检验评定标准建筑工程代替SYJn402S-88) 石油建设工程质itt检验评定标准储罐工程(代替SYJn 4026 - 88) 石油建设Lf.j质量检验评定际准站内钢质工艺管道安装工程代替SYJn4027-88) 13 SY 10 28-93 石油建设工程质量垃验评定标准设备安装工程(代替SYJn4028-88) 1:1 SY 4029. -93 石油建设1:程质茧检验评定标准民输管道线路r槌代替SYJri 4029-88) 1 S SY 4030. 1 -, 9 3 石油建设工程jE;过俭验评定怀准电气工程架宅电力线路r.程(代替SYJn4030-88) 16 SY 4030.2

6、-93 石油建设1:乎是质量检验评比标准电气工程(电气装町安装1:程)代替SYJn 40:O-88) 1? SY 4031-93 石油建设-r乎是质吐检验评比际准臼动化仪表安装工程代替SYJn1031- 88) 18 SY 4033-93 石油建设工程质1t检验呼定标准道路工程代替SYn4033 _. 88) 19 SY 4034-93 石油建设工程质址检验评定标准桥提工程代替SYjn4034一仑的O SY 4035- 9: 石油建设i-ft质拮检验VF定标准采|醋、通风、给1iFlJ1 (m . S)。5.4.3.2 穰体的初始分布应均匀，每平方米。培截面积可设40 100个喷淋点。17 .

7、 5. 4. 3- 3 液体分布装置下面的填料层，应在计算的填料层高度的基础上、附加8盘填料。5.4. 3. 4 在填料层中间，可不设液体再分布装置，但应有防止液体沿塔壁流动的措施。5.4.4 选用散装填料时，应符合下列规定:5.4.4.1 对于一定的塔径，满足塔内径与填料公称直径的比值下限的填料可能有几种规格，应接经济因素确定填料的尺寸5. 4. 4. 2 采用金属填料时，在每段填料层的上面，应安装固定在塔壁上的填料限制板。5.4.4.3 采用陶瓷填料时，必须安装与塔壁不固定的填料压极.5.4.4.4 在填料层中，应适当设置液体再分布装置。5.4. 5 板式塔宜选用浮阀塔，塔盘规格应按水力计

8、算确定。降液管内液体的停留时间不宣大于3.5s，可取3s左右.5. 4.6 根据塔径、填料或塔盘的规格和液体负荷等参数.正确设计液体分布装置，确保在大液量和小液量下液体的初始分布均匀。5.5疆渣泵5. 5. 1 凝液、天然汽油和液化石油气等的输送泵.宜选用离心泵。排量很小时，宜选用容积式泵.5. 5.2 选型的依据是泵送凝液的特性及操作条件、流量和扬程等。揭程应留有余量，与泵出口管线上调节阔的适应范围协调，宜取系统最大阻力的1.OS 1. 10倍，但计算裕量不应超过0.2MPa.泵的排量可根据发展的可能情况，考虑留有合适的余量，满足最大量和最小量的输送，5. 5.3 泵的流量调节，可采用下列方

9、式=5. 5. 3. 1 离心泵的流量调节，可采用调节出口阔的开度。5. 5. J. 2 离心泵的设计运行工况，必须考虑泵安全运行的最小排量。18 5. 5. 3. 3 容积式泵可采用转速调节、行程调节或旁路调节。5.5.4 连续运行的泵，应设一台备用泵。间歇运行的泵，不宜设备用泵。介质性能相近时，可公用备用泵。5.5.5 泵的原动机的功率取最大轴功率，再乘以表5.5. 5中相应的裕量系数。对于离心泵，尚应按泵的最小连续流量或接额定流量的30%水运结果计算泵的轴功率，与按设计条件计算的轴功率比较，取两者较大值作为计算原动机功率所需的最大轴功率。计算原动机所需功率的幡量系数表5.5.5泵型事起功

10、率0_. 转运( r j m in ) . -, 咽-制动瑞r.称f)率.I1t 11扣时，宜采用膨胀制冷工艺，分下列两种情形=( 1)一次增到所需要的压力，即=P3十Ah.包括了全部或部分膨胀的压差。流程可有下列两种变化，第一种为从h膨胀到影胀帆械出口压力白下同).回收凝液后再用外输气压缩机由h增压到扣;第二种为户t自扣，回收凝液后不再设外输压缩机，(2 )采用了工级膨胀制冷工艺，增压后的压力P=p+D.p.第一级膨帐，由p膨胀到扣;第二级膨胀.由h膨胀到扣。3.当扣扣，可分下列两种工况:8 (1)采用了冷荆制冷工艺.当P3低于临界压力时，可采用一次增压，=知+PI当h高于临界压力较多时，则

11、采用二次增压，第一次=Pz+p.回收凝液后第二次增压户=P3o(2)采用膨胀制冷工艺时，可分下列两种流程:第一种，第一次增压P=P2+A户p包括了膨胀压差;回收凝被后第二次增压P=P3适宜的玲凝分离压力在膨胀机的出口。第二种，第一次增压=1匀，膨胀到知;回收凝液后第二次增压P=扣，适宜的玲凝分离压力在膨胀机的进口。4.1.4 进气压力的提高，可降低压缩比及能耗。来增压的伴生气的入口压力，一舰在O.25-O. 3MPa (绝范围内波动，也有在O. 4O. 6MPa (绝范围内搅动的。4. .6 防止污染凝液。4. 1. 7 各级分离器分出的凝液的处理可有下列方法z1.降压加热闪蒸法:只需回收丙烧

12、及更重短类的组分，而且凝壤中乙烧及更短的组分较少的场合，可减压后分别进入一个三相分离器，被加热到适当温度后分出凝结水，气体返回压缩机进气分离器，短类凝液送到脱丙烧塔或脱丁烧塔进行分寓。混合凝横在分离器中的停留时间不宜小于15min.2.逐级返回闪蒸法=原料气较贫、分禹器分出的凝液较少时，后级分离器分出的凝液排入前级分离器，将凝液集中到压缩机入口分离器中。入口分离器应采用三相闪蒸分离器，短类凝液送到脱丙惋塔或脱丁烧塔)进一步处理。3.提锢法z各级分离器分出的凝液，在分出水后送到提匍塔，脱除乙烧及更轻的组分。塔顶气体返回压缩机，培底短类凝液送到脱丙烧塔或脱丁烧培)进行分馆。如果乙烧含量较大，返回压

13、缩机不经济时，可在提馆塔只脱除甲珑，塔底凝液经脱水后送到脱乙烧塔D4.2 原料气脱水4. 2. 3. 1 吸附器切换系统如果发生误操作，进行再生过程的干9 , 燥器就被切换成吸附过程，导致出干燥器的原料气的温度很高，-、旦进入后续流程。将破坏铝质板翅式换热器。如果干燥器在压缩凯的级间，误操作后会使压缩机发生故障a因此，推荐设置温度超高联锁切断阀。处理量较小、自动化程度要求不高时，可不设联锁切断阀.而改用一台水玲却器。4.2.5 设置辅助流程线，是为了在冷凝分离单元事故停车及正常检修时仍能继续输气，而且水露点满足输气要求。对含H2S的气体，这一条特别适用。4.2. 6 如果膨胀机的转速控制采用了

14、切断进气量的控制法，或极翅式换热器之前的气体管线上安装了温度联锁快速切断阀，一旦动用就有可能屈压。4. 3冷搞分离4. 3. 2 同一组成的原料气在不同的冷凝压力与温度下，各组分及总物流的冷凝率是不相同的。不同组成的原料气在同一冷凝压力及温度下，各组分及总物流的冷凝率也是不同的。设计一个装置时.首先要确定适宜的冷凝分离压力及温度。为了确定适宜的冷凝分离压力反温度，需要作冷凝计算。规定几个温度等级，计算并绘制丙饶(或乙:境的冷凝率对应冷疑分离压力的冷凝曲线。从该冷凝曲线可看出，提高冷凝分离压力.被回收组分的冷凝率也在提高。但是玲凝压力过高是不合适的。因为温度一定时，随着压力的提高，冷凝率的增长率

15、却在变慢。玲凝率的增长率显著变慢时的压力值，即可初选为适宜的玲凝分离压力。该压力值与第一个分锢塔的操作压力基本相同时，口f取高于分锢塔的压力.以便凝液可以直接自流进塔。冷凝分离压力初步选定后，就可确定玲凝温度。在确定的冷凝分离压力下，计算并绘制冷凝温度对应冷凝率的冷凝曲线。从图中可以看出.髓着温度的降低，丙烧或乙镜)的冷凝率却在提高。但是，温度降低到某.值后，丙烧(或乙娩的冷凝率的增长率迅速变慢，此温度通常被定为适宜的冷凝分离温度，此时10 、的玲凝率与回收率的要求值大致相同。实际计算过哩，由于原料气在达到最终的冷凝压力及温度之前已经过多次气液分离，真组成是变化的，因此应根据计算过程的原料气物

16、流的组成，复核适宜的冷凝分离压力及温度。j孟宜的冷凝分离压力及温度确定后，就可确定合适的工艺方法，合理地组织工艺流程以达到适宜的冷凝分离压力及温度。当原料气的压力高于适宜的冷凝分离压力，或适宜的冷凝分离压力高于外输压力时，应采用膨胀制冷工艺。采用膨胀制冷工艺的装置，单靠膨胀达不到适宜的冷凝温度时，应采用冷剂预冷。原料气为-.-多组分体系，可从其相图中看出，在反凝析区和泡点线、露点线及临界点附近是一个不稳定区，如果计算的操作工况过于接近时，实际的工作工况就不易稳定。因此，适宜的冷凝分离压力宜低于临界压力，不宜超出太多.适宜的冷凝分离温度不宜接近泡点、露点、临界点及反凝析点。4.3.3 冷剂和j冷

17、工艺4.3.3.1 (2)油田地面工程第6卷第2期玲剂制冷和透平膨胀制冷循环的热力学分析比较一文，对膨胀机制冷和冷剂制冷循环进行了热力学比较，认为制冷温度大约高于-80C时，玲剂制冷比膨胀机制冷的能辑要低，如果采用混合玲剂制冷，换热温差可减小，上述温度可进一步降低。为了比较采用冷剂预玲的膨胀制冷流程的情况，进行了方案计算结果是，当膨胀机制冷工艺采用了冷剂预冷后，上述温度提高到-70C左右。实际使用过程中.-70C的制冷温度可以作为膨胀机制玲和玲剂制冷的实际使用界限。但是，制冷温度在一70C左右时，不能简单套用，必须进行经济论证。4.3.3.2 (3)采用温合冷剂，只要适当确定其组成，可以使端合

18、冷剂的蒸发曲线与物料的冷却曲线十分接近，缩小传热平均温差，降低制冷循环的能辑。采用?昆合玲剂.可比单一组分的冷剂制冷节能7%-10%。只要凝液的组成合适，应优先使用凝液作为冷剂使用。11 4. 3. 3.3 (4)玲剂丙烧一般接O.C、-15C、-40C三个温度等级闪蒸，提供较低温度级的冷量。冷剂的年耗量，可取设备冷剂总容量的5%-10%。通常.oc的制冷温度可用于干燥器之前原料气的冷却，一15C的制冷温度可用于脱乙烧塔顶回流冷凝器，-40C的制玲温度用于原料气物流的预玲。(5)冷剂的蒸发压力宜高于当地大气压力，以避免空气渗漏入系统中的可能.因为空气进入系统，将使制冷装置的制冷负荷降低，使装置

19、工作不正常。天然气的冷凝分离温度一定，冷剂的蒸发温度越低，则单位制冷量的能耗也越低，冷剂宜在较低的蒸发压力闪蒸.4. 3. 3. 4 氨吸收制冷的特点是直接利用热能制玲，可采用燕汽、烟道气和其它热源.每千瓦时制冷负荷大约需要1X 104k 热量。对综合利用热能不仅有经济效果，而且有现实的意义。流程中的吸收器、冷却器租塔顶玲凝器等三个设备需要冷却水，冷却水的艳量比较大。4. 3.4 节流阀制冷4. 3. 4. 1 压力很高(约lOMPa或更高的气层气回收凝液时，一般要进行一级或二级膨胀。由于气源压力会随开来过程逐渐递减，一级膨胀的膨胀比小而且不稳定，推荐采用节流阔膨胀，膨胀到6MPa左右后再采用

20、膨胀机械制玲。如果第一级膨胀就来用膨胀机械，由于膨胀比不大，膨胀产生的温阵也就不大。用花在膨胀机械方面的投资去购置一套冷剂制冷装置，在经济上会更合理。单靠节流阀制冷就能满足要求时，就不应采用膨胀机械，以减少投资从而提高经济效益。4. 3. 5 热分离机制冷4. 3. 5. 1 热分离机对气体流量和膨胀比的变化适应性较强，可用于各种不同的流量和压力，能在热力学曲线图的两相区里工作。设备结构简单，操作方便.安装和维修容易。转速较低，可长时间无故障连续运转。膨胀比一般控制在6-7以内，转动啧嘴式热分离帆的绝热效率通常在o%左右。12 4.3.5; 2 热分离机常用于气量较小，或气量不稳定及波动范围可

21、能较大的场合，特别适用于单井或边远井气层气的凝液回收。气源稳定、气量较大时，宜选用绝热效率较高的膨胀机。4.3.6膨胀机制冷4. 3.6.2 膨胀比大于7以后，膨胀机的绝热效率明显降低。4. 3. 6. 3 为了比较设置原料气压缩机的装置，是否应采用冷剂预玲，进行了两种流程的方案计算。其中.A流程仅在B流程的基础上增加冷剂预冷，两种流程均为回收丙婉及更重短类的装置。取4个不同组成的原料气，丙烧及更重短类的组分含量为91.9-207.7g/ml在为流程A和B编制的电算程序上进行方案计算，并规定丙镜收率和外输压力均相同.计算的结果如下，采用冷剂预冷的A流程比B流程，原料气的增压压力低0.84-1.

22、05MPa，膨胀机的出口温度高5-; 14. 1 C (B流程的膳胀机出口温度最低为-113C)，相当于处理量为lX104m3/d时的生产费用低0.74-0.92万元/年。上述计算结果表明，采用冷剂预冷的A流程较B流程有优越性.对于一级.胀流程，冷jFlJ提供的冷量一般占35%-45%f对于二级自警胀流程，玲剂提供的冷量会减少。4. 3.6.4 果用了多级玲凝与多级分离，及时从物流中分出凝液，可以使原料气经各热交换器换热后的冷凝率不至过大.如果凝液再消起更多的能量随气流一起降低温度，为降温而吸收的冷量在莫复热过程中由于传热温差等因素将损失-些。因此，多次冷凝与多次分离可以减少传热面积和冷损耗，

23、且使冷量利用更合理.该过程也是物流渐次冷凝，凝液渐次肉蒸的蒸馆分离过程，使气液两相都得到了提纯，从而使进入膨胀机的气体更轻，提高了膨胀机的制冷效果$另外，也减轻了脱甲镜塔(或脱乙烧塔脱除轻组分的任务，减少了生产费用。采用了多次玲凝与分离，将多设置一些设备，结果使投资增加。但.处理量较大和气体较宫时，节省的生产费用就较多。当节省的生产费用可以弥补增加的投资，即在经济上可行时，就应采用多级冷凝与分离。13 如果岭凝分离压力和温度不变时，不采用多级冷凝与分离、可使回收的凝液总量略有增加，但也增加了生产费用。就采用多级冷凝与分离可以节省多少生产费用这一问题，进行了方案比较。比较的基础是，凝液量(或收率

24、和装置迸出口操作参数均相同，冷凝分离压力及温度不同。以回收丙烧及更重短类的装置为例，取8个不同组成的原料气，丙烧及更重短类的含量为344.4-701.3g/m3。在流程中，设置了原料气压缩机和冷剂预玲。计算的结果是膨胀机之前的原料气物流的冷凝率在11. 5.% ._, 25 %时，设置了多级分离，平均每天处理1X 104m3的气，每年可以节省O.2-. 6万元的生产费用。4. 3. 6. 5 以回收丙婉的装置为例，进行膨胀机入口物流分离器分出的凝液是否节流闪蒸的方案比较。组织两类流程A和B，均为氨冷剂预怜的一级膨胀流程.其中A流程设置了凝液节流闪蒸流程，B流程不设，其官方面均相同。取11个不同

25、组成的原料气，丙烧及更重短类的含量为91.9-553.8g/旷，分别利用流程A和B进行方案计算，且规定芮烧收率和外输压力均相同.计算的结果是，设置凝液节流闪蒸的梳理A与流程B相比较，原料气的增压压力和膨胀机的出口温度相差不大，但相当于处理量为1X lO.m3/d时的生产费用降低了。.2-1万元/年。综合方案计算的结果，可以认为分出凝液中含有较多的应脱除的组分，且处理量较大时，应先降压闪蒸预先脱除一部分轻组分。在闪蒸分离器中还可以安装一些填料，膨胀矶的入口凝液减压后进入分离器的下端，闪蒸气向上通过填料层，膨胀机出口的凝液或出口物流进入分离器的上端，往下流过填料层，和上升的闪蒸气进行传质传热过程，

26、起一定的精锢作用.4. 3.6. 6 膨胀机的出口物流可设置础立的气液分离器，或直接进入第一个分馆塔的塔顶，也可不经气液分离就直接进入换热器以回收岭量.在设计中应通过技术经济比较后，选择适当的方式.当出口物流中的凝液量较大时，宜进行气液分离。曾以回收14 丙饶的装置为例，进行膨胀机出口是否设置分离器的方案比较。组织两个流程A和Bt均为氨玲荆预冷的一级膨胀流程。其中.A流程设有膨胀机出口分离器，B流程不设，其它方面均相同。取6个不同组成的原料气，丙烧及更重短类的含量为91.9-405. 7g/m3，分别利用流程A和B进行方案计算，且规定丙烧收率和外输压力均相同。计算的结果是，设置出口分离器的流程

27、A与流程B相比较，原料气的增压压力低0.25-0.57MPa.膨胀机的出口温度低15.929. 5C (A流程的膨胀机出口温度最低为一96. 3C).相当于处理量为1X 104m3fd时的生产费用低1.4.3.1万元/年。从上述计算结果不难看出，设置膨胀机出口分离器的流程A具有一定的优越性。处理量大到一定的数量时，国设置出口分离器而节省的生产费用就可以补偿因增加设备而增加的投资，这时设置膨胀机出口分离器就比较经济。尤其要注意的是，如果设置出口分离器可以使压力系镜降低一个压力等级时，就应优先考虑设置以节省投资。以上计算的结果，出口物流中分出的凝液的丙烧含量，占回收凝被中丙;境的含量的10%左右，

28、仅从丙饶的量看也应回收.出口物流中凝液的丙镜含量较少时，例如干气膨胀机的出口物流，可不设出口分离器。影胀机的出口物流直接进入第一个塔的塔顶，利用了其冷量。但在物流温度不够低、塔的臣力也较低时，需要回收的轻组分挥发损失很大，因此在这种工况下不应采用。4. 3.6.8 流程中应设有甲醇喷注系统，一旦低温系统发生冻堵，可在不停严的情况下喷注甲醇解冻。不宜设置热天然气来使系统解冻，因为热天然气解冻只能在停产时才能进行。铝质板翅式换热器的题片有促进水合物生成的倾向，使用板翅式换热器的膨胀机装置，很少在膨胀机的喷嘴及出口管线上发生水合物冻堵，如果有水合物首先在翅片申形成e温度较低的通道，安费了压降检测仪表

29、就可检测冻堵现象e4. 3. 6. 10 增压机在流程中的位置，可参考下列情况选择z15 1.原料气E力高于适宜的冷凝分离压力时，应设置后增压即增压机在膨胀机之后，下同)。2.流程中设有原料气压缩机时，分下列两种情形z(1)靡胀机的入口压力为适宜的冷凝分离压力时，通常膨胀机的出口压力可以满足外输，宜设置前增压即增压机在膨胀机之前，以降低生产费用.但不得提高系统的压力等级。采用前增压流程时，应合理地组织流程使压缩后的气体不再另设玲却器，(2)膨胀机的出口压力为适宜的冷凝分离压力时，入口的压力一般都比较高，宜采用后增压，以降低膨胀机上游系统的压力。3.考虑到后增压流程的膨胀机的操作容易控制，一般推

30、荐采用后增后。4.4葛液分健4. 4.2 脱甲烧塔的顶底温度差和推度(甲烧含量)差都比较大，适当采用侧重沸器以利用各种温度等级的冷量，以及采用多股凝液挂不同的浓度分别在与塔内浓度分布相对应的部位进料，可以合理利用冷量、提高分离效率和减少回流比。此外，还可利用多股低温进料的冷量来冷却原料气，使进料的温度升至与进料板相当的温度，以减少由于有温差的物流漫合所造成的冷量损失。采用侧重沸器后，塔桓数可能略增，但可以从节约能辑方面得到补偿。脱甲镜塔宜采用较低的压力，一般可在0.6-0.8MPa，否则将浪费冷量.因为物流之间的换热温度可以设计得比较接近，低压下塔的冷量可通过侧重沸器回收，使能量得到合理利用3

31、4.4.3 对于不回收乙烧的装置，就是否设脱乙烧塔的塔顶回流冷凝器，作了下述方案的比较。取10个不同组分的原料气，丙烧及更重垣类组分的含量为186.5-611.9gj口l:l，两种流程的入口条件、丙烧收率和外输压力均相同。计算的结果是，设置r回流冷凝器以后，对于膨胀机制冷的装置，膨胀矶的出口温度提高(，原料气的增压压力相生产费用降低了;对于冷剂制冷的装置.制冷16 温度提高了.生产费用降低了.结果表明，在条件许可时，脱乙皖塔的塔1)i宣设置由玲荆提供冷量的回流冷凝器。回收乙烧组分的脱乙镜塔，塔顶出商品乙烧产品，可以是液态或气态。该塔是-个完全塔，塔顶应采用冷剂或相应温度等级的物流提供玲量，操作

32、压力的控制方法与脱丙烧塔(或脱丁统塔的基本相同.4. 4.5- 2 对于有提铺段无侧线产品的分馆塔来说，产品质量取决于塔的压力、温度、回流比和塔的结构.实际只要保持塔的压力、塔底温度和回流量稳定，产品质量也就稳定了，不需要再对塔顶温度自动调节。在运行过程中.由于塔的结构和尺寸己定，塔的内回流量只能控制在允许范围内。回流过多时会出现泛溢，回流减少时会降低组分分割效果，过少时，将不能正常运行.因此对塔的压力和塔底温度进行自动调节时，回流量也要保持基本稳定.进料量减少时，可以在保证产品质量的条件下适当减少回流量k但不能保持原有的回流比.要求生产丙烧和丁烧时，回流量应自动调节.只生产丙丁镜混合产品的塔

33、，回流量可就地手动调节或人工遥控调节。4.4-5. 4 塔的压力的调节方法比较多，大致可以分为改变冷凝器的气相传热面积、传热温差和冷流的流量等三种方法。实际使用中，常采用改变气相传热面积来进行自动控制，由调节阀的位置不同而引出多种方法，下列几种方法可供参考:(1)如图4.4.5.4-1，通过改变气相流量调节可利用的玲凝面积，生与调节阀关闭时，冷凝器的压力下降，而怜凝器的液位上升，塔压.就升高。冷凝液的配管必须按重力流动设计，应注意冷凝器的高度，调节阔的位置、大小和配管。(2)如图4.4.5.4-2，通过改变流出玲凝器的冷凝液流量，调节可利用的冷凝面积c需要注意冷凝器的高度，调节阀的位置和大小、

34、管线尺寸和布置。(3)如图4_4.5.4-3，压力信号也可以取回流罐的压力。如1 7 果塔的压力下降，则调节阀使旁路流量增加，提高回流罐中的压力，于是提高了冷凝器中的液位，减少玲凝器的传熟面积。该方法即为热旁路调节法。(4)如图4.4.5.4-4，控制回流罐的压力低于塔的压力，通过改变从玲凝器来的冷凝液流量调节可利用的冷凝面积。(5)如图4.4.5.4-5，回流罐为全部浸没或部分浸没，不需要回流罐液位控制系统。图4.4.5.4-2的调节阀比图4.4. 5. 4一1的要小，图4.4.5.4-3的方法用得比较多，推荐采用图4.4.5.4-3热旁路调节法.由于冷凝器的高度不够，以致不能使用图4.4.

35、 5. 42的调节方法时，就可以采用图4.4.5.4-4的调节方法。4.4.6 压力调节方案与图4.4.5.4-的方法相似，只是该调节系统没有回流罐、回流泵及外国流.由于调节阔的位置放在塔顶气相管线上，全凝器的安装位置就要求比较高(冷凝的液体是靠液位差自流到产品储罐).如果调节阔放在冷凝后的被体管线上，即在全凝器之后，全疆器就可以安装在地面液体是靠压差流到产品储罐)，可以省掉一层平台。但压力调节阀的设计.要满足储罐压力随环境温度波功时的工况。18 罔4.4.5.4-)罔4.4. 5 0 4. o_ 2 国4.4. 5. 4 - 3 图4.4. 5 . .j - 4 闺4.4.5.4-519 5

36、设备5. 1 设计压力和设计温度5. ,. 2 对于不同的压力和温度下运行的设备，以分子筛干燥器为例说明.干燥器的操作工况有两种，即吸附和再生。在说明工作压力和温度时，应说明运行中相应的温度和压力，即分别说明吸附和再生过程的压力及温度。5. ,. 4 玲剂系统的设备，实际的操作压力和温度不同，但是临时停产后温度可能升高到50.C.此时的饱和蒸汽压就远离于操作压力。保证不会超压的措施可以是放空.但要?良费冷剂，这在经济上是不合理的.管理上不方便。5.2 原料气压缩机5. 2. 1. 1 由于小流量的叶轮加工制造困难，而且工作情况不稳定，因此离心压缩机的最小流量受到l限制。5. 2. 2. 1 离

37、心式压缩机的价格很高，而且使用期限很长，运转可靠.因此备用在经济上是不合理的。压缩机的价格和处理量不是倍数关系。同样处理量时，采用一台大的离心式压缩机比用两台小的更经济一些。此外，两台压缩机并联操作容易发生喘振现象.因此推荐采用一台大的而不用两台小的离心式压缩机，处理量很大、单机制作困难的特殊情况除外。5. 2. 2. 2 压缩机的入口压力允许在一定的范围内拨动。当入口压力发生变化时，排气量也相应地增减。因此活塞式压缩机宜采用多台安装，以便某台机器检修及处理量发生变化时，不会严重影响装置的正常生产。此外，装置的处理量难以顶测，实际运行时通常比设计值要少.因此压缩机的使用台数超过4台时，不宜20

38、 设置备用机组。5.2.6 离心式压缩机转速很高，宜选用燃气轮机驱动。从能量的利用上看，可以省去蒸气发生以及电能的输送，在经济上较为有利。与电动机相比较，燃气轮机的投资高、结构和维修复杂、使用寿命略短、启动困难，但采用燃气轮机有以下优点:()燃气轮机的转速寓，可直接驱动压缩机F不需要调速装R O (2)转速可在一定的范围内波动，增加了操作的灵活性。(3)动力来摞是油田自产的燃料气或燃料油，动力来摞稳定可靠.活塞式压缩机的驱动方式，可按以下条件选择z(1)油区电力比较紧张、天然气资源比较富格时，应选用燃气发动机。(2)余热利用可综合协调时，宜选用燃气发动机。(3)边远的油区.天然气不汇入集气管网

39、而放空时，应选用燃气发现l机。(4)若采用电力驱动，对整个油区电网会有较大的影响，而且调整电网难以平衡时，应选用燃气发动机。(5)油区电力不紧张，或用电比较经济时，宣选用电动机。5. 3膨胀机组5. 3. 1 装置的处理量比较大时，气源一般有多个供应点，气体的数量就很难准确地测定。为提高膨胀机的运行效率，应选用配有可谓啧嘴的膨胀桃。5. 3. 4. 1 操作证国为址理量的60%120%.对于采用固定喷嘴的小引膨胀帆，其;范罔满足不了，但可以通过更换不同规格的喷嘴来实现。5.3.4、3膨胀机的效率和处理量、膨胀比有关，一般在处理量的百分之西时的绝热效率最高。对于处理量较大及膨胀比合理的影胀机，绝

40、热效率可要求大于80%.考虑到运行中工艺参数有被21 动，计算时的效率值应减小5%10%。5.4分锢塔5. 4. 1 对于大多数情况，塔径大于1.5m时，宜用极式塔z塔径为0.8-1.5m时，宜选用板式塔，也可选用填料塔;塔径小于O.8m时，宜选用填料塔.从现在的技术发展看，某些新型填料在大塔中的使用效果可优于板式塔分锢塔的塔径一般都比较小，一般在1.6米以下，推荐选用高效填料塔.实际使用中，普遍采用的也是填料塔.5.4.2 金属板波纹填料效率高、压降小、通量大，具有良好的传质性能，是一种高效填料。该填料无明显的放大效应，在大直径塔内每米仍能保持35块理论板。但是，填料的价格比较高。5. 4.

41、3.2 国外关于同类产品Mellap此，曾提出每lOOcmz一个喷淋点的要求.浙江工学院的测试表明.金属板波纹填料对分布器喷淋点密度的反应是敏感的，但喷淋点密度超过每平方米塔截面100点以后，对液体分布的改善并不见有显著的作用。根据测试结果，分布器可按每平方米塔截面40-1.00个喷淋点进行设计。5. 4. 3- 3 该八盘填料是为了能使液体更好地均匀分布。50 4. J. 4 填料不能紧贴塔壁，以便安装。填料周围的间隙，宜用软金属网或适宜的材料填塞.上下两盘填料装填时其披纹为90。交错，液体沿倾斜通道流向塔壁时，液体将由另一组通道重新流固填料内部，沿塔壁直流而下的穰量是很少的，因而可以认为，

42、璧流效应很小.5. 4. 4. 1 几种散装填料的塔内径与填料公称直径的比值下限为z22 拉西环:20-30 鲍尔环:1015.最小不低于8鞍形填料:15 一般情况下，可按表l选取填料尺寸。曾用填桐尺寸寝1培径(mm)填料公称直径(mm)备注150-300 16 300-450 16. 25 450-600 25 . 38 一600-1200 38 . 50 二注90050 . 1 6 5.4.4.2 如果没有填料床层限制板，由于气体的冲击和负荷的波动，填料层逐渐膨胀升高，以致改变填料层的初始堆积状态.填料层不均匀膨胀后，流体将主要流经阻力较小的区域，因而淘流现象增加，流体不均匀分布加剧，于是

43、降低了塔效。5.4.4.3 如果没有填料压板，顶部填料发生移动、跳跃或撞击，严重时会使填料破碎。填料破碎后，碎片会襟积在床层内，堵塞通道，导致压力降增加，效率降低，生产能力下降。碎片也会被物流带出塔外.压板的重量要适当，既不能压碎填料，又要能起到限制作用，其重量常设汁成110kg/mz左右，5.4.4.4 为了减轻消除壁流效应，必须安装液体再分布装置。分段填料层的高度-般不应大于2.5mo5.4.5 浮阀塔盘在蒸气负荷、操作弹性、效率和价格等方面都比泡罩塔盘优越，浮阔的规格常用50环形33g重阀.从天然气中分离出的凝被没有异常起泡现象.停留时间取35就足够。5.5摄液泵5. 5. 1 凝准泵一

44、般采用离心泵，运行比较平稳可靠。排量很小时，离心泵往往不适用，只能选用容积式泵。塔的进料或回流的输送，若选用往复泵时，应做到排量基本平稳。可选用双缸双作用式的泵，及采用缓冲器等措施。23 5.5.5 表5.5.5计算驱动机所需功率的裕量系数，摘自中国石油化工总公司标准SHJ1076- 86 (炼油装置工艺设计技术规定的第6.5.7条.24 6 设备及管线安装6.2设备安装6. 2. 1. 7 6. 2. 1. 8 该两条内容是根据1980年版炼油设备工艺设计资料压缩机工艺计算一书的有关章节编制。6.2.5.2 如果塔的进料管或回流管中的气被混相的被体发生滑脱现象，将使塔的工作不稳定，因此要求避免出现滑脱现象。25 7安全7. 1安全闽7. 1.2 安全阀的计算应符合现行的钢制压力容器或压力容器安全技术监察规程B的有关计算方法。26