万方每天轻烃回收装置工艺设计
轻烃又称为天然气凝液（NGL ），在组成上覆盖+62~C C ，含有凝析油组分（52~C C ）。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操纵天然气的烃露点以达到商品气质量指标，幸免气液两相流淌；另一方面，回收的液烃有专门大的经济价值，可直截了当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，也能够用做化工原料。另外，轻烃作为一种新型的清洁能源，市场前景专门可观。因此，设计合理的轻烃回收装置，在化工生产中具有专门大的必要性。
本设计要紧针对轻烃的回收装置进行，依照原料气的组成及产品指标，运算出合理的分离序列。通过运算能够得到脱乙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-31.75C ?，1.164MPa ，塔底为40.52C ?，1.400MPa ，丙丁烷塔的操作条件为29.58C ?，0.910MPa ，塔底为107.9C ?，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
ABSTRACT
Light hydrocarbon, which is also called the Natural gas condensate, in the composition is covered by +62~C C , and contains oil condensate components. Light hydrocarbon is point to the process that to recovery the composition as liquid that more heavy than methane or ethane in the Natural gas. The purpose of the light hydrocarbon recovery is to control the gas hydrocarbon dew point in order 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 oil etc ,also can be used as raw material for chemical industry. In addition, as a new clean energy, light hydrocarbon’s market foreground is very considerable. So ,to design the reasonable light hydrocarbon recycling equipment has great necessity in chemical production.
The design for the main light recovery 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 are 10 and 11 piece ,reflux ratio are 1.500 and 1.083,respectively.The operation condition for take off ethane tower are -31.75C ?,1.164MPa for the top and 40.52C ?,1.400MPa for the bottom of propane and butane tower are 29.58C ?,0.910MPa for the top and 107.9C ?,0.930MPa for the bottom .Determine the form of tower for the float valve tower, design various parameters for the two towers ,check them from hydraulics and then they can achieve separation requirements.
Keywords : Light ；hydrocarbon ；Abruption ；Distillation ；Design
名目
1 前言 (1)
1.1 气质条件及生产要求 (1)
1.2 轻烃回收方法 (2)
1.3 轻烃回收装置设计意义 (3)
2工艺方案及流程 (4)
2.1 工艺方案 (4)
2.2 装置原则工艺流程图 (4)
2.3 生产流程简述 (4)
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 (7)
3.1.3最小回流比及实际回 (7)
3.1.4 确定实际板数及进料位置 (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最小的回流比及实际回流比运算 (10)
3.2.4 确定实际板数及进料位置 (10)
3.2.5 确定适宜的进料温度 (10)
4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 (12)
4.2 丙丁烷塔的能量衡算 (12)
4.2.1 D-106热负荷 (12)
4.2.2 D-107热负荷 (13)
4.2.3循环水用量 (14)
4.3 其他热量衡算 (14)
4.3.1 热负荷运算 (14)
4.3.2 水循环运算 (14)
5 设备的工艺运算及选型 (15)
5.1 压缩机的工艺运算与选型 (15)
5.2 分子筛干燥器的设计与运算 (15)
5.3 低温分离器的设计与运算 (16)
5.3.1 D-101的设计与运算 (16)
5.3.2 D-102的设计与运算 (18)
5.4 膨胀机的设计与运算 (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 换热器的设计与选型 (34)
5.7 换热器选型一览表 (36)
6 原材料，动力消耗定额及消耗量 (37)
6.1 原材料 (37)
6.2 动力消耗 (37)
6.2.1 冷却水及蒸汽用量 (37)
6.2.2 压缩机及膨胀机功率 (37)
7设计结果汇总 (39)
8结论与建议 (43)
8.1 结论 (43)
8.2 建议 (43)
谢辞 (44)
参考文献 (45)
1前言
1.1 气质条件及生产要求
表1.1 原料气组成
序号 组成名称
摩尔组成，n%
1 1C 0.719
2 2 2C 0.1116
3 3C
0.0797 4 4iC
0.0189 5 4nC 0.0271 6 5iC 0.0035 7 5nC
0.0063 8 +5
C 0.0052 9 2N
0.0280 10 O H 2
0.0005 总结
1.0000
原料气处理量d Nm /108034?，条件为MPa C 37.030，?（绝）。 处理量换算为流量则为h kmol /2.1487。 设计条件及要求： 设计条件：
①进装置原料天然气压力MPa 37.0（绝）。 ②进装置原料天然气温度30℃。 设计所要达到的要求：
①回收天然气中的液烃，要求丙烷的收率≥65%。外输气C 1+C 2≥0.91。 ②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)及液体过冷工艺(LSP)[1]：1987年Ovaoff工程公司等提出的GSP及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天然气处理厂NGL回收装置即在改造后采纳了GSP法。该装置在1976年建成，处理量为220×104m3/d，原采纳单级膨胀机制冷法，1982年改建为两级膨胀机制冷法，处理量为242×104m3/d，最高可达310×104m3/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380×104m3/d，乙烷收率(设计值)高达95%。
直截了当换热(DHX)法：DHX法是由加拿大埃索资源公司于1984年第一提出，并在JudyCreek厂的NGL回收装置实践后成效专门好。该法的实质是将脱乙烷塔回流罐的凝液通过增压、换冷、节流降温后进入DHX塔顶部，用以吸取低温分离器进该塔气体中的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，在不回收乙烷的情形下，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。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，采纳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动气为原料气，处理量为120×104m3/d，由原料气预分离、压缩、脱水、冷冻、凝液分离及分馏等系统组成。
冷剂制冷法工艺技术的进展：混合冷剂制冷(MRC)法采纳的冷剂可依照冷冻温度的高低配制冷剂的组分与组成，一样以乙烷、丙烷为主。当压力一定时，混合冷剂在一个温度范畴内随温度逐步升高而逐步气化，因而在换热器中与待冷冻的天然气温差专门小，故其效率专门高。当原料气与外输干气压差甚小，或在原料气较富的情形下，采纳混合冷剂制冷法工艺更为有利。
油吸取法的进展：马拉(Mehra)法是近年来进展的一种油吸取法的改进工艺，事实上质是用其他物理溶剂(例如N-甲基毗咯烷酮)代替吸取油，吸取原料气中的C2+或C3+烃类后采纳闪蒸或汽提的方法获得所需的乙烷、丙烷等。马拉法借助于所采纳的特定溶剂及不同操作参数，可回收C2+、C3+、C4+或C5+等。例如，乙烷及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依旧以天然气，液化石油气以及柴油为主。而天然气和液化石油气差不多上专门宝贵的化工原料，深加工后的附加值专门高，因没有专门好的替代能源，只能将其作为一般的燃料烧掉。在当今世界能源供应日益紧张的情形下，将其作为一般燃料烧掉是资源的白费，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，以提高都市现代化，进展经济，减少环境污染，提高都市品位，这是各级主管部门今后的首要任务。
将轻烃作为燃料能够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整，是经济社会可连续进展的有效措施。随着我国经济建设的迅速进展以及小城镇，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宽敞的市场，其间蕴藏着庞大的商机，是二十一世纪最具投资价值的能源项目。
2 工艺方案及流程
2.1 工艺方案
依照设计要求，拥有压差而已利用，能够采纳膨胀机制冷法，依照回收要求，对丙烷的回收要求不高，因此，能够采纳内冷法。利用自身降温即能够达到分离要求。
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，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3C 和4C ，塔底得到
5
C 。
3 物料衡算
简捷运算的要紧步骤：
① 假设满足清晰分割，进行初步物料衡算 ② 确定塔的操作压力及温度 ③ 确定m R ，m N ④ 校核物料平稳 ⑤ 确定R ，N ⑥ 确定进料位置 ⑦ 实际板数
3.1 脱乙烷塔的物料衡算
3.1.1 清晰分割
依照《化工分离过程》[2]运算方法，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 运算，脱乙烷塔进料温度C ?25,压力MPa 5.1，进料流量为476.84h kmol /，在该条件下，查《化工热力学》（张乃文等）[3]得有表3.1数据：
表3.1 原料气热力学性质(C ?25,MPa 5.1)
组分
K 值 相对挥发度α
摩尔分数 1C 10.51 15.036 0.369032 2C 2.217 3.17 0.231434 3C
0.6990 1.00 0.221759 4C i - 0.3058 0.4375 0.053484 4C n - 0.2238 0.3202 0.076906 5C i - 0.09838 0.1407 0.009985 5C n -
0.07602
0.1088
0.017741
续表3.1：
+6C 0.02689 0.0385 0.014753 2N
30.41
43.505
0.004906
对进料组分进行清晰分割运算，可得表3.2数据：
表3.2 脱乙烷塔清晰分割运算 编号 组分名称
摩尔组成 i d i w
1 1C 36.903 36.903 -
2 2C 23.14
3 23.143-0.05W 0.05W 3 3C
22.176 0.025D 22.176-0.025D
4 4C i -
5.348 - 5.348 5 4C n - 7.691 - 7.691 6 5C i - 0.999 - 0.999 7 5C n -
1.774 - 1.774 8 +6C 1.475 - 1.475 9
2N
0.491 - 0.491 ∑
100
D
W
依照F=D+W ，能够得到塔顶流量D=283.763h kmol /，塔底流量为W=193.077h kmol /。结果如表3.3：
表3.3 清晰分割运算结果
编号 组分名称
摩尔组成 i d i w
1 1C 36.903 36.903 -
2 2C 23.14
3 21.118 2.025 3 3C
22.176 1.488 20.688 4 4C i - 5.348 - 5.38 5 4C n - 7.691 - 7.71 6 5C i - 0.999 - 1.01 7 5C n -
1.774 - 1.79 8 +6C 1.475 - 1.49 9
2N
0.491 - 0.49 ∑
100
59.509
40.491
3.1.2 最少理论板数运算
最下理论板数240.417
.3lg )]
688.20488
.1/()025.2118.21lg[(
==m N 能够运算得到：
6271.0,1=D x ,3533.0,2=D x ,025.0,3=D x ,4,410843.1-?=D x ,5,510925.6-?=D x ,
7,6106162.2-?=D x ,7,710531.1-?=D x ,9,810451.1-?=D x ,3,910795.6-?=D x 。 因此清晰分割合理。
3.1.3 最小回流比及实际回流比运算
依照Underwood 公式：q x i F ,i i -=θ
-αα∑1和1,+=-∑
m i D
i i R x θ
αα 代入数据试差能够运算出295.1=θ，1999.1=m R ,取实际回流比为最小回流比的1.25倍。
可得5.11999.125.125.1=?==m R R
3.1.4 确定实际板数及进料位置
依照
5454.01999.21999.11==+m m R R ;6.05.25
.11==+R R 则能够查图得到43.0=m N N 故39.943.0==m N N ，设塔板效率为60%，则实际板数为
1665.156
.039
.9≈==
η
N
块。 ()()()[]
066.117
.3lg 176.22348
.5488.1118.21lg =?=
m
R N 精馏段理论板数为：479.243
.0066
.1=，实际板数为512.460
.0479
.2≈=，故
进8料位置在从上往下数第五块板处。
3.1.5 进料温度的确定
在C ?25时，依照运算可得到00016.1=∑i i x K ，因此现在为泡点进料。进料
温度为C ?25。
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5C i -，轻关键组分为4C n -，假设塔顶5C i -含量不超过0.0034，塔底4C n -含量不超过0.0234，以100mol 运算，丙丁烷塔进料温度
C ?40，压力MPa 0.1，进料流量为193.08h kmol /，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（C ?40,MPa 0.1）
组分
K 值 相对挥发度α
摩尔分数 1C
- - 0.00000 2C 3.708 17.127 0.03031 3C
1.297 5.991 0.54282 4C i - 0.6088
2.812 0.13205 4C n - 0.4613 2.1307 0.18991 5C i - 0.2165 1.00 0.02466 5C n -
0.1729 0.7986 0.04382 +6C 0.0672 0.3104 0.03644 2N 对进料组分进行清晰分割运算，可得表3.6数据：
表3.5 丙丁烷塔清晰分割运算
编号
组分名称
摩尔组成
i d
i w
1 2C 3.031 3.031 -
2 3C
54.282 54.282 - 3 4C i - 13.205 13.205 - ‘4 4C n - 18.991
18.991-0.0034W
0.0034W
5 5C i - 2.46
6 0.0234D
2.466-0.0234D
6 5C n -
4.382 - 4.382 7
+6C
3.644 - 3.644 ∑ -
100
D
W
依照F=D+W ，能够得到塔顶流量D=176.926h kmol /，塔底流量为W=16.173h kmol /。运算结果如表3.6：
表3.6 清晰分割运算结果
编号 组分名称
摩尔组成 i d i w
1 2C 3.031 3.031 -
2 3C
54.282 54.282 - 3 4C i - 13.205 13.205 - 4 4C n - 18.991 18.9625 0.0285 5 5C i - 2.466 2.144 0.322 6 5C n -
4.382 - 4.382 7
+6C
3.644 - 3.644 ∑ -
100
91.6336
8.3764
3.2.2 最少理论板数运算
最少理论板数088.61307
.2lg )]
322.0144.2/()0285.09625.18lg[(==
m N 能够运算得到
0331.0,1=D x ,5924
.0,2=D x ,1441.0,3=D x ,2069.0,4=D x ,0234
.0,5=D x 5,61022.8-?=D x ,6,71001.4-?=D x 。 因此清晰分割合理。
3.2.3 最小回流比及实际回流比运算
依照Underwood 公式：q x i F i i -=-∑
1,θ
αα和1,+=-∑m i D
i i R x θαα
代入数据试差能够运算出462.1=θ，8664.0=m R ，取实际回流比为最小回流比的1.25倍。
可得083.18664.025.125.1=?==m R R 。
3.2.4 确定实际板数及进料位置
依照
464.08664.18664.01==+m m R R ；5199.0083
.2083
.11==+R R 则能够查图得到56.0=N N m
故87.1056.0/==m N N ，设塔板效率为60%，则实际板数为1911.186
.087
.10≈==
η
N 块。 ()(
)()[]
83.21307
.2lg 991.18466.2144.29635
.18lg =?=
m
R N 精馏段理论板数为：05.556
.083
.2=，实际板数为942.860
.005
.5≈=，故进料
置在从上往下数第九块板处。
3.2.5 进料温度的确定
依照泡点运算得到在C ?40时，000035.1=∑i i x K ，因此现在为泡点进料。故进料温度为C ?40。
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koml kJ H V /10514.34?-=，koml kJ H LD /10353.44?-= 体系选取如图4.1：
图4.1 冷凝器负荷体系示意
依照《化工原理》（陈敏恒等）[4]能够运算： 塔顶冷凝器：
)()1(LD V c H H D R Q -+=
=kmol kJ /1061.8)10353.410516.3(763.283)15.1(644?=?+?-??+。
4.1.2 E-105热负荷
h kmol F /84.476=，koml kJ H F /10763.94?-=
h kmol W /077.193=，koml kJ H W /10337.15?-=
能量衡算范畴如图4.2：
图4.2 再沸器热负荷衡算范畴示意
由全塔热量恒算式
W V D L B F Q Q Q Q Q Q Q +++=++'
即：')1(Q WH H R D Q DRH FH W V B LD F +++=++， 其中),max (%5'c B Q Q Q = 令B Q Q 05.0'=，则
()[]95.0/1LD F W V B RDH FH WH DH R Q --++= kmol kJ Q B /1043.17?=，c B Q Q >，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20C ?，下水温度为40C ?，水)./(174.4C kg kmol C P ?=。
h kg t C Q m P c c /1003.1)20174.4/(1061.8/46?=??=?=。
（2）水蒸气用量
低压蒸汽C MPa ?7.158,6.0下，kg kJ r B /1.2091=
h kg r Q m B B B /1084.61.2091/1043.1/37?=?==。
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
koml kJ H V /10585.44?-=，koml kJ H LD /10826.54?-=
)()1(LD V c H H D R Q -+=
=kmol kJ /10574.4)10826.510585.4(926.176)1083.1(644?=?+?-??+。
4.2.2 E-107热负荷
依照运算能够得到：h kmol F /08.193=，koml kJ H F /10337.15?-=
h kmol W /173.16=，koml kJ H W /10630.15?-=
能量衡算范畴如图4.4：
图4.4 再沸器热负荷衡算范畴示意
由全塔热量恒算式
W V D L B F Q Q Q Q Q Q Q +++=++'
即：')1(Q WH H R D Q DRH FH W V B LD F +++=++ 其中),max (%5'c B Q Q Q = 令B Q Q 05.0'=，则
()[]95.0/1LD F W V B RDH FH WH DH R Q --++= kmol kJ Q B /10744.17?=，c B Q Q >，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20C ?，下水温度为40C ?，水的)./(174.4C kg kmol C P ?=。
h kg t C Q m P c c /1048.5)20174.4/(10576.4/46?=??=?=。 （2）水蒸气用量
低压蒸汽C MPa ?7.158,6.0下，kg kJ r B /1.2091=
h kg r Q m B B B /1034.81.2091/10744.1/37?=?==。
4.3其他热量衡算
4.3.1 热负荷运算
由运算可得到：
E-101热负荷h kJ Q /10101.661?=， E-102热负荷h kJ Q /10301.762?=， E-103热负荷h kJ Q /10342.663?=。
4.3.2 水循环运算
E-101 冷却水运算：
h kg t C Q m P c /1031.7)20174.4/(10101.6/461?=??=?=，
E-102 冷却水运算：
h kg t C Q m P c /1075.8)20174.4/(10301.7/462?=??=?=，
E-103 水蒸气运算：
h kg r Q m B B /1003.31.2091/10342.6/363?=?==。
5 设备的工艺运算与选型
5.1 压缩机的工艺运算与选型
依照《天然气输送与处理手册》[5]，选用往复式压缩机，有
k
k p p T T 11212-?
??
? ??=
????
??????-???? ??-=-111
121k k c p p k k V p W 经两级压缩，每级压缩比为3，压力由0.437MPa （表）升压到4.257MPa(表)，压降为50kPa 。
C T ?=?=-8.1113
30325
.11
25.12，
kw W 4
25.11
25.15
1049.213125.125.106.43107.3?=??
????--???=-。
5.2 分子筛干燥器的设计与运算
采纳4A 型球形分子筛，有效湿容量：吸附剂水kg 100/10，压降为m kPa /5.7 时，查取《气体加工工程数据手册》[6]，得到分子筛最大承诺空塔气速
h m v g /620max ,=，依照《天然气加工工程》[7]，能够得到：
吸附床层直径运算公式 max
,604g ac
v Q D π=
h m Q ac /351633= 代入数据得 m D 10.1620
14.36035163
4=???=
4A 型分子筛，干气含水量一样为3/1.0m g ，设吸附周期为8h ，则含水量
33/381.035163
18102.14870005.0m g W in =???=
()()
kg g W W Q w out in 046424.79424.7904624
1.0381.08243516324==-???=-=
τ水。
分子筛动态平稳相对湿容量为吸附剂kg kg 100/4.13，堆密度3/660m kg b =ρ， 则吸附剂用量3894.0660
4.13046424
.79100100m x w V b
DES =??=
=
ρ水，
吸附床层高度m D V h DES T 941.010.114.3894
.0442
2=??=
π。
kPa kPa p 2.5506.75.7941.0<=?=?。
5.3 低温分离器的设计与运算
5.3.1 D-101的设计与运算
（1）低温分离器运算
在 4.2MPa ，C ?-40下，脱水后气体组成及查[3]中P-T-K 图得到K 的值如表5.1：
表5.1 原料性质(C ?-40，4.2MPa) 组分
K 值 摩尔分数 1C 2.332 0.7196 2C 0.3433 0.1117 3C
0.08526 0.0797 4C i - 0.03249 0.0189 4C n - 0.02176 0.0271 5C i - 0.008476 0.0035 5C n -
0.005935 0.0063 +6C 0.001719 0.0052 2N
8.086
0.0280
据运算195.11
>=∑=i i i z K ，()190.7/1
>=∑=i i i K z ，说明进料的实际泡点温度和
伴生气轻烃回收工艺技术 蒋 洪 朱 聪(西南石油学院 四川省南充市 637001) 摘要 油气田存在丰富的伴生气资 源。为了提高油气综合利用水平,开展伴 生气轻烃回收工艺技术研究有十分重要的 现实意义。针对工艺流程设计、设备选型 和控制系统设计进行分析与探讨后指出, 在工艺设计中应正确选用制冷工艺,精心 组织工艺流程,合理利用外冷和内冷;设 备选型应体现技术先进和高效的原则;小 型浅冷装置的控制方案应着重简单实用, 大中型深冷装置则应选用先进的集散控制 系统。 主题词 伴生气 轻烃回收 工艺设 计 回收率 制冷 工艺 流程 在油气田开发中存在丰富的伴生气。为了合理利用这部分天然气资源,油田采用轻烃回收装置,取得了较好的经济效益。但国产化装置仍存在工艺方案不合理、产品收率低、能耗高等问题。针对伴生气轻烃回收工艺,本文对工艺流程设计、设备选型和设计、控制系统设计进行分析与探讨,提出工艺设计的基本思路和原则。 1.回收工艺过程和特点 目前,伴生气轻烃回收工艺都采用冷凝分离法。虽然冷凝分离法可采用冷剂制冷法、膨胀制冷和混合制冷法等多种制冷工艺,但从工艺原理上看,都是经过气体冷凝回收液烃和液烃精馏分离成合格产品这两大步骤。从流程组织上,回收工艺过程由原料气预处理、原料气增压、脱水、冷凝分离、制冷系统、液烃分馏、产品储配等7个单元组成。 一般来说,伴生气具有压力低,气质富的特性。为满足冷凝分离的工艺要求,伴生气回收工艺需设置压缩机增压过程,增压值大小与干气外输压力、制冷温度、分馏塔塔压、产品收率等因素有关,这是低压气轻烃回收工艺的特点。 2.优化工艺流程 工艺流程的变化是因原料气气源条件(气量、压力和组成)、产品要求和建设环境等因素的不同而引起的。工艺流程的合理与否是回收装置达到较高的技术经济效益的前提。 2.1 制冷工艺的选择 制冷工艺的选择主要考虑原料气的压力、组成、液烃回收率等因素。当伴生气处理量小、组成较富时,为了回收C3+烃类,可采用浅冷回收工艺,制冷方法主要采用冷剂制冷或冷剂制冷+节流膨胀制冷;当伴生气处理量较大、组成又比较贫、希望回收较多乙烷时,应采用深冷回收工艺,制冷方法主要采用复叠式制冷、混合冷剂制冷、膨胀机制冷、冷剂制冷与膨胀机制冷相结合的混合制冷。国内技术成熟和开发应用广泛的制冷工艺有膨胀机制冷、混合制冷。 国内冷剂制冷工艺,为了满足环境保护的要求,现主要采用丙烷压缩循环制冷,制冷温度为-30～-35℃,制冷系数较大。丙烷冷剂可在轻烃回收装置中自行生产,无刺激性气味,该工艺将在我国广泛应用。采用冷剂制冷工艺的装置,所需要的冷量由独立的外部制冷系统提供,不受原料气贫富程度的限制,对原料气的压力无严格要求。装置在运行中,可以改变制冷量的大小以适应原料气量和组成的变化以及季节性的气温变化。 膨胀机制冷有透平膨胀机、热分离机、气波机制冷三种方式。由于透平膨胀机制造技术日趋完善,机组质量有保证,操作、维修方便,等熵效率高,处理量大,加之机组产品系列化,选用、更换都很容易,所以,凡是有自由压力能可供利用的场合,可优先考虑选用透平膨胀机,必要时再考虑设置外部冷剂制冷。在无供电条件的边远地区,使用热分离机或气波机制冷更为有利。对于低压气源,是否可采用膨胀机制冷,需对制冷工艺方案进行技术经济对比分析,才能作出决策。 4 油气田地面工程(OGSE) 第19卷第1期(2000.1)
《轻烃装置操作(初级工)》 考试时间：120分钟 考试总分：100分 遵守考场纪律，维护知识尊严，杜绝违纪行为，确保考试结果公正。 1、润滑油馏分中含有多环短侧链的芳香烃，它将使润滑油的（）变坏，高温时易氧化而生胶。（ ） A.饱和蒸气压 B.粘温特性 C.润滑特性 D.相对分子质量 2、灯用煤油中含（）多，点燃时会冒黑烟和使灯芯易结焦，是有害组分。（ ） A.烷烃 B.烯烃 C.醇 D.芳香烃 3、芳香烃的抗爆性很高，是（）的良好组分。（ ） A.柴油 B.煤油 C.汽油 D.润滑油 4、一般来说，汽油馏分中的环烷烃主要是（）。（ ） A.单环环烷烃 B.双环环烷烃 C.三环环烷烃 D.四环环烷烃 姓名：________________ 班级：________________ 学号：________________ --------------------密----------------------------------封 ----------------------------------------------线---------------------- ---
5、环烷烃含量对油品粘度影响较大，一般含环烷烃多，油品粘度（）。 （） A.大 B.小 C.无变化 D.低 6、石油中所含的环烷烃主要是环戊烷和（）及其衍生物。（） A.苯 B.甲苯 C.二甲苯 D.环已烷 7、在常温下，C16以上的烷烃为（），一般多以溶解状态存在于石油中，当温度降低时，就有结晶析出，工业上称这种固体烃类为蜡。（） A.固态 B.液烷 C.气烷 D.混合态 8、天然气因组成不同可分为干气及湿气，通常以天然气中（）以上的液态烃含量来区分。（） A.乙烷 B.丙烷 C.丁烷 D.戊烷 9、烷烃是石油的主要组分，在常温下，从甲烷到（）均是气态，是天然气和炼厂气的主要成分。（） A.乙烷 B.丙烷 C.丁烷 D.戊烷 10、组成石油的元素H含量为（）。（） A.5%~8% B.8%~11% C.11%~14% D.14%~17%
淮海工学院专业设计报告书 题目： 50000吨/年炼厂液化气分离 工艺初步设计 系（院）：化学工程学院 专业：化学工程与工艺 班级： 姓名： 学号： 2013年12月20 日
设计任务书 班级：姓名：学号： 一、设计题目： 50000吨/年炼厂液化气分离工艺设计。 二、设计条件： 液化石油气 组分 wt% 乙烷 0.31 乙烯 0.02 丙烯 35.58 丙烷 8.46 正丁烷 7.51 异丁烷 14.66 异丁烯 12.08 丁烯-1 5.01 反丁烯-2 9.81 顺丁烯-2 6.55 异戊烷 0.01 总硫量 20~50ppm 水分饱和水 合计 100 丙烯： 分子式： C 3H 6 熔点(℃)： -191.2 沸点(℃)： -47.72 相对密度(水=1)： 0.5 相对蒸气密度(空气=1)： 1.48 饱和蒸气压(kPa)： 602.88(0℃) 性能： 主要成分：乙烯、乙烷、丙烷、丙烯、丁烷、丁烯等。 外观与性状：无色气体或黄棕色油状液体, 有特殊臭味。 闪点(℃)： -74 引燃温度(℃)： 426～537 爆炸上限%(V/V)： 33 爆炸下限%(V/V)： 5 健康危害：本品有麻醉作用。急性中毒：有头晕、头痛、兴奋或嗜睡、恶心、呕吐、脉缓等；重症者可突然倒下，尿失禁，意识丧失，甚至呼吸停止。可致皮肤冻伤。慢
性影响：长期接触低浓度者，可出现头痛、头晕、睡眠不佳、易疲劳、情绪不稳以及植物神经功能紊乱等。 环境危害：对环境有危害，对水体、土壤和大气可造成污染。 燃爆危险：本品易燃，具麻醉性。 危险特性：极易燃，与空气混合能形成爆炸性混合物。遇热源和明火有燃烧爆炸的危险。与氟、氯等接触会发生剧烈的化学反应。其蒸气比空气重，能在较低处扩散到相当远的地方，遇火源会着火回燃。 特点： ①污染少。②发热量高。③易于运输。④压力稳定。⑤储存设备简单，供应方式灵活。
轻烃回收工艺主要有三类：油吸收法;吸附法;冷凝分离法。当前主要采用冷凝分离法实现轻烃回收。 1、吸附法 利用固体吸附剂(如活性氧化铝和活性炭）对各种烃类吸附 容量不同，而,将吸附床上的烃类脱附,经冷凝分离出所需的 产品。吸使天然气各组分得以分离的方法。该法一般用于 重烃含量不高的天然气和伴生气的加工办法，然后停止吸 附,而通过少量的热气流附法具有工艺流程简单、投资少的 优点,但它不能连续操作，而运行成本高,产品范围局限性大, 因此应用不广泛。 2、油吸收法 油吸收法是基于天然气中各组分在吸收油中的溶解度差异，而使不同的烃类得以分离。根据操作温度的不同， 油吸收法可分为常温吸收和低温吸收。常温吸收多用于中 小型装置,而低温吸收是在较高压力下，用通过外部冷冻装 置冷却的吸收油与原料气直接接触,将天然气中的轻烃洗 涤下来,然后在较低压力下将轻烃解吸出来，解吸后的贫油 可循环使用,该法常用于大型天然气加工厂。采用低温油吸 收法C3收率可达到(8５～9０％),C２收率可达到（20~６ ０%)。 油吸收法广泛应用于上世纪６0年代中期，但由于其工 艺流程复杂，投资和操作成本都较高，上世纪70年代后，
己逐步被更合理的冷凝分离法所取代。上世纪80年代以后, 我国新建的轻烃回收装置己较少采用油吸收法。 3、冷凝分离法 （1）外加冷源法 天然气冷凝分离所需要的冷量由独立设置的冷冻系统提供。 系统所提供冷量的大小与被分离的原料气无直接关系,故 又可称为直接冷凝法。根据被分离气体的压力、组分及分 离的要求，选择不同的冷冻介质。制冷循环可以是单级也 可以是多级串联。常用的制冷介质有氨、氟里昂、丙烷或 乙烷等。在我国，丙烷制冷工艺应用于轻烃回收装置还不 到10年时间,但山于其制冷系数较大,制冷温度为 （-35~-30℃)，丙烷制冷剂可由轻烃回收装置自行生产,无 刺激性气味，因此近儿年来,该项技术迅速推广,我国新建的 外冷工艺天然气轻烃回收装置基本都采用丙烷制冷工艺, 一些原设计为氨制冷工艺的老装置也在改造成丙烷制冷工 艺。 （2）自制冷法 ①节流制冷法 节流制冷法主要是根据焦耳-汤姆逊效应，较高压力的原料 气通过节流阀降压膨胀，使原料气冷却并部分液化,以达到 分离原料气的目的。该方法具有流程简单、设备少、投资 少的特点，但此过程效率低，只能使少量的重烃液化,故只
利用 LNG 冷能的轻烃分离高压流程
高婷，林文胜，顾安忠
（上海交通大学制冷与低温工程研究所，上海，200240） 摘要：利用 LNG 冷能能以较低的能耗分离回收其中高附加值的 C2+轻烃资源，同时实现 LNG 气化，是 LNG 冷能 利用的有效方式。本文提出一种新型的利用 LNG 冷能的轻烃分离流程，脱甲烷塔在较高的压力下运行，从而分 离出的富甲烷天然气能以较低能耗压缩到管输压力；脱乙烷塔在常压下运行，可以直接得到常压液态乙烷及 LPG 产品，方便产品的储运。脱甲烷塔中再沸器的热耗由燃气提供，经计算只需消耗 1 %左右的天然气；脱乙烷塔中 冷凝器所需的冷量由 LNG 提供。该流程轻烃回收率可达 90 %以上，其中乙烷回收率可达 85 %左右。以某气源组 分为基础，考察了乙烷含量和乙烷价格变化对装置经济性的影响，结果表明，使用该流程进行轻烃回收效益可观。 关键词：液化天然气（LNG） ；冷能利用；轻烃分离；高压流程；经济性分析 中图分类号：TQ 028; TE64 文献标识码：A 文章编号：
Light hydrocarbons separation at high pressure from liquefied natural gas with its cryogenic energy utilized
Gao Ting, Lin Wensheng, Gu Anzhong
(Institute of Refrigeration and Cryogenics, Shanghai Jiaotong University, Shanghai 200240)
Abstract: C2+ light hydrocarbons, which are resources with high additional values, can be separated from LNG with low power
consumption by efficiently utilizing its cryogenic energy, and LNG is gasified meanwhile. A novel light hydrocarbons separation process is proposed in this paper: the demethanizer works at higher pressure, thus the methane-rich natural gas can be compressed to pipeline pressure with low power consumption; the deethanizer works at atmosphere pressure, consequently liquefied ethane and LPG (liquefied petroleum gas, i.e. C3+) at atmosphere pressure can be product directly, which are easy to be stored and transported. The heat consumption of the reboiler in the demethanizer is provided by the combustion of the separated natural gas, which account for about 1 % of the total amount; the cold energy of the condenser in the deethanizer is provided by the cryogenic energy of LNG. The recovery rate is more than 90 % for light hydrocarbons, and about 85% for ethane. On the basis of one typical feed gas composition, the effects of the ethane content and the ethane price to the economics of the process is studied. The results show that, recovering light hydrocarbons from LNG by this process can gain great profits.
Keywords: liquefied natural gas (LNG); cryogenic energy utilization; light hydrocarbons separation; high pressure process; economic analysis 都是湿气 （乙烷、 丙烷等C2+轻烃的摩尔含量在10 % 以上） 湿气中的C2+轻烃是优质清洁的乙烯裂解原 ， 料，用其代替石脑油生产乙烯，装置投资可节省30 %，能耗降低30 %，综合成本降低10 %。利用LNG 的冷能分离出其中的轻烃资源， 还可以省去制冷设 备，以很低的能耗获得高附加值的乙烷和由C3+组
Corresponding author: Lin Wensheng, E-mail：linwsh@https://www.doczj.com/doc/c616018432.html,.
引 言
LNG是在低温下以液态形式存在的天然气， 通 常需要重新气化才能获得利用。 LNG气化时释放的 -1 冷能大约为840 kJ·kg ，回收这部分能源具有可观 的经济和社会效益[1-2]。目前世界贸易中许多LNG
联系人：林文胜。第一作者：高婷（1985—） ，女，博士研究生。
伴生气轻烃回收工艺技术 摘要 油气田存在丰富的伴生气资源。为了提高油气综合利用水平，开展伴 生气轻烃回收工艺技术研究有十分重要的现实意义。针对工艺流程设计、设备选型和控制系统设计进行分析与探讨后指出，在工艺设计中应正确选用制冷工艺，精心组织工艺流程，合理利用外冷和内冷；设备选型应体现技术先进和高效的原则；小型浅冷装置的控制方案应着重简单实用，大中型深冷装置则应选用先进的集散控制系统。 主题词伴生气轻烃回收工艺设计回收率制冷工艺流程 在油气田开发中存在丰富的伴生气。为了合理利用这部分天然气资源，油田采用轻烃回收装置，取得了较好的经济效益。但国产化装置仍存在工艺方案不合理、产品收率低、能耗高等问题。针对伴生气轻烃回收工艺，本文对工艺流程设计、设备选型和设计、控制系统设计进行分析与探讨，提出工艺设计的基本思路和原则。 回收工艺过程和特点 目前，伴生气轻烃回收工艺都采用冷凝分离法。虽然冷凝分离法可采用冷剂制冷法、膨胀制冷和混合制冷法等多种制冷工艺，但从工艺原理上看，都是经过气体冷凝回收液烃和液烃精馏分离成合格产品这两大步骤。从流程组织上，回收工艺过程由原料气预处理、原料气增压、脱水、冷凝分离、制冷系统、液烃分馏、产品储配等几个单元组成。 一般来说，伴生气具有压力低，气质富的特性。为满足冷凝分离的工艺要求，伴生气回收工艺需设置压缩机增压过程，增压值大小与干气外输压力、制冷温度、分馏塔塔压、产品收率等因素有关，这是低压气轻烃回收工艺的特点。 优化工艺流程 工艺流程的变化是因原料气气源条件（气量、压力和组成）、产品要求和建设环境等因素的不同而引起的。工艺流程的合理与否是回收装置达到较高的技术经济效益的前提。 制冷工艺的选择 制冷工艺的选择主要考虑原料气的压力、组成、液烃回收率等因素。当伴生气处理量小、组成较富时，为了回收烃类，可采用浅冷回收工艺，制冷方法主要采用冷剂制冷或冷剂制冷+节流膨胀制冷；当伴生气处理量较大、组成又比较贫、
炼化公司的各个装置工艺的流程图大全及其简介 从油田送往炼油厂的原油往往含盐(主要是氧化物)带水（溶于油或呈乳化状态），
可导致设备的腐蚀，在设备内壁结垢和影响成品油的组成，需在加工前脱除。电脱盐基本原理： 为了脱掉原油中的盐份，要注入一定数量的新鲜水，使原油中的盐充分溶解于水中，形成石油与水的乳化液。 在强弱电场与破乳剂的作用下，破坏了乳化液的保护膜，使水滴由小变大，不断聚合形成较大的水滴，借助于重力与电场的作用沉降下来与油分离，因为盐溶于水，所以脱水的过程也就是脱盐的过程。 CDU装置即常压蒸馏部分 常压蒸馏原理：
精馏又称分馏，它是在精馏塔内同时进行的液体多次部分汽化和汽体多次部分冷凝的过程。 原油之所以能够利用分馏的方法进行分离，其根本原因在于原油内部的各组分的沸点不同。 在原油加工过程中，把原油加热到360～370℃左右进入常压分馏塔，在汽化段进行部分汽化，其中汽油、煤油、轻柴油、重柴油这些较低沸点的馏分优先汽化成为气体，而蜡油、渣油仍为液体。 VDU装置即减压蒸馏部分
减压蒸馏原理： 液体沸腾必要条件是蒸汽压必须等于外界压力。 降低外界压力就等效于降低液体的沸点。压力愈小，沸点降的愈低。如果蒸馏过程的压力低于大气压以下进行，这种过程称为减压蒸馏。 轻烃回收装置是轻烃的回收设备，采用成熟、可靠的工艺技术，将天然气中比甲烷或乙烷更重的组分以液态形式回收。
RDS即渣油加氢装置，渣油加氢技术包含固定床渣油加氢处理、切换床渣油加氢处理、移动床渣油加氢处理、沸腾床渣油加氢处理、沸腾床渣油加氢裂化、悬浮床渣油加氢裂化、渣油加氢一体化技术及相应的组合工艺技术。
轻烃回收工艺技术发展概况 自20世纪80年代以来，国内外以节能降耗、提高液烃收率及减少投资为目的，对NGL回收装置的工艺方法进行了一系歹¨的改进，出现了许多新的工艺技术。大致说来，有以下几个方面。 (一) 膨胀机制冷法工艺技术的发展 1. 气体过冷工艺(GSP)及液体过冷工艺(LSP) 1987年Ovaoff工程公司等提出的GSP及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。典型的GSP及LSP流程分别见图5-16和图5-17。 GSP是针对较贫气体(c；烃类含量按液态计小于400mL/m3)、LSP是针对较富气体(C 2 +烃类含量按液态计大于400mL/m3)而改进的NGL回收方法。表5-10列出了处理量为283×104m3/d的NGL回收装置采用ISS、MTP及GSP等工艺方法时的主要指标对比。 表5-10 ISS、MTP及GSP主要指标对比 工艺方法ISS MTP GSP C 2 回收率/% 冻结情况 再压缩功率/kW 80.0 冻结 6478 85.4 冻结 4639 85. 8 不冻结
制冷压缩功率/kW 总压缩功率/kW 225 6703 991 5630 3961 1244 5205 美国GPM气体公司Goldsmith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220×104m3/d，原采用单级膨胀机制冷法，1982年改建为两级膨胀机制冷法，处理量为242×104m3/d，最高可达 310×104m3/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380×104m3/d，乙烷收率(设计值)高达95%。 2. 直接换热(DHX)法 DHX法是由加拿大埃索资源公司于1984年首先提出，并在JudyCreek厂的NGL 回收装置实践后效果很好，其工艺流程见图5-18。 图中的DHX塔(重接触塔)相当于一个吸收塔。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 该塔气体中的C 3+烃类，从而提高C 3 +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C 3 +收率可由72%提高到95%，而改造的投资却较少。
20000吨乙胺装置分离系统工艺设计 辛清炜1，李强2 (1.东北电力大学化学工程学院,吉林吉林132012; 2.东北电力大学化学工程学院,吉林吉林 132012) 摘要：本设计的内容是年产20000吨乙胺装置分离系统装置工艺设计，工艺采用连续精馏的方式，使用四个精馏塔，将乙醇和液氨混合加氢精馏成纯度大于99.5%的乙胺产品。本设计主要对T103塔所给的各个组分的质量分数并经过ASPEN软件模拟，得出各个塔的理论板数和回流比以及工艺条件，得出本套工艺装置的初步数据。同时完成物料衡算、热量衡算、并对乙胺精馏塔进行严格设备计算。对塔的冷凝器、再沸器、回流罐、接塔管和进料泵进行了详细计算和选型。 关键词：乙胺；精馏；ASPEN软件；工艺设计 Process Design of Separation System of 20000t Ethylamine Plant XIN Qing-wei1 ,LI Qiang2 (1.Chemical Engineering College, Northeast Dianli University, Jilin Jilin 132012;2.Chemical Engineering College, Northeast Dianli University, Jilin Jilin 132012) Abstract;The present design is 20000 tons per year ethylamine separation system means plant process design, continuous distillation process using manner, using four distillation column, ethanol and ammonia mixing hydrogenation rectification into purity of more than 99.5% of amine products. The design of the main T103 tower to the various components of the quality score and through the ASPEN software simulation, the theoretical plate of each column and reflux ratio and process conditions, the set of process equipment, the preliminary data. At the same time to complete the material balance, heat balance, and the rectification of the column for strict equipment calculation. The calculation and selection of the condenser, the re boiling device, the reflux tank, the connecting pipe and the feed pump of the tower are calculated in detail. And draw the process flow chart of the control point, the material map, equipment layout and piping layout. Key Words：Ethylamine；Distillation；ASPEN；Process planning 1绪论
第一篇天然气处理工艺
一、天然气基本概念 1．天然气的利用 天然气发电清洁民用燃料作为化工原料天然气用作发动机燃料 2．天然气的组成与分类 （1）天然气的组成 天然气是以甲烷为主的碳氢化合物的混合物，而且这些化合物大部分是烷烃，其组成如下 CH4 C2H6 C3H8 C4H10 C5+ N2 CO2 H20 H2S He Ar Xer （2）天然气的分类 (1) 按天然气的来源可分为： ①气田气（气藏气；气层气）在地下储层中呈均一气相存在, 采出地面仍为气相的天然气。从气田中开采出来的，主要成分是甲烷和乙烷。 ②伴生气在地下储层中伴随原油共生，或呈溶解气形式溶解在原油中，或呈自由气形式在含油储层游离存在的天然气。与油共生，甲烷含量一般为70～80％。 (2)按甲烷含量可分为： ①干气（贫气）一般甲烷含量在90％以上，轻烃含量少。 ②湿气（富气）一般甲烷含量在90％以下，轻烃含量较高。 3．天然气加工的目的(4个） （1）燃气管网供气：主要内容包括，①脱除天然气中的硫化氢和二氧化碳，解决空气污染和热值问题，②脱重烃和水，解决输入过程的重烃和水的冷凝问题。 （2）天然气液化：主要解决天然气的远距离输送问题, 特别是跨海运输问题。由于液化（常压，-162℃）天然气的体积为其气体（20℃，101.325kp）体积的1／1625，故有利于输送和储存。（3）供应石油化工原料：①提供较纯的原料甲烷作为制氢、生产尿素和甲醇的原料；②回收轻烃，作为裂解、脱氢、异构化、芳构化及氧化等生产化学品的原料。 （4）提供石油液化气和天然气凝析油:石油液化气为城市提供燃料，凝析油经物理加工生产系列溶剂油。 5．天然气加工过程
1、当发生下列任何一种情况时，生产单位和作业单位的现场监管人员应立即终止作业，取消作业许可证，并告知批准人许可证被取消的原因，若要继续作业应重新办理许可证。（ABCDE） A作业环境和条件发生变化 B作业许可证规定的作业内容发生改变 C作业内容与作业计划要求发生重大偏离 D发现可能发生危及生命的违章行为 E现场作业人员发现重大安全隐患 2、下列作业当中属于集团公司《作业许可管理规范》中规定的专项特种作业的有（ ABCD ） A进入受限空间 B挖掘作业 C高处作业 D移动式吊装作业 E装卸油作业 3、申请动火作业前风险评估应针对（ BCD ） A动火场所 B动火作业内容 C作业环境 D作业人员资质 E动火安全培训 4、动火前应首先切断物料来源并加盲板或断开，经彻底（BDE）后，通风换气。 A、隔离 B、吹扫 C、拆除 D、清洗 E、置换 5、距动火点15m 内所有的漏斗、各类井口、（ABD）、地沟等应封严盖实。 A、排水口 B、排气管 C、设备 D、管道
E、周围设施 6、下面属于动火作业的是（ABCE）。 A使用气焊进行切割作业 B使用电炉进行明火作业 C使用电钻、风镐、喷沙、铁锤击和产生火花的其它作业 D在爆炸、火灾危险区域内使用防爆电器设备和电动工具 E机动车辆进入爆炸危险区域作业 7、受限空间氧气含量的检测符合作业条件的是（BCD ） A、19% B、19.5% C、20.3% D、21% E、23.6% 8、受限空间动火前的气体检测应包括（BCDE） A、二氧化碳气体浓度 B、可燃气体浓度 C、有毒气体浓度 D、氧气浓度 E、有害气体浓度 9、符合下列条件之一的动土和开渠，可视为受限空间：（ABCD ） A动土或开渠深度大于1.2m，或作业时人员的头部在地面以下的B在动土或开渠区域内，身体处于物理或化学危害之中 C在动土或开渠区域内，可能存在比空气重的有毒有害气体 D在动土或开渠区域内，没有撤离通道的 E 动土或开渠宽度大于1m 10、符合下列条件之一的围堤，可视为受限空间：（BCD） A围堤宽度大于1.5m。
催化裂化装置操作工：催化裂解吸收稳定测考试题（最新版） 考试时间：120分钟 考试总分：100分 遵守考场纪律，维护知识尊严，杜绝违纪行为，确保考试结果公正。 1、填空题 脱吸塔又称为（ ）；稳定塔又称为（ ）。 本题答案： 2、判断题 汽油的干点说明汽油的汽化性质和在进油系统中形成气阻的可能性。（ ） 本题答案： 3、单项选择题 质量经营要以（ ）为中心。A.管理 B.质量 C.品种 D.品牌 本题答案： 4、问答题 油浆回炼量的波动对塔底液面的影响？ 本题答案： 5、填空题 贫吸收油自分馏塔第（ ）层抽出，富吸收油返回分馏塔第（ ）层。 本题答案： 6、填空题 姓名：________________ 班级：________________ 学号：________________ --------------------密----------------------------------封 ----------------------------------------------线----------------------
泵用封油的作用为（）、（）、冷却、冲洗。 本题答案： 7、判断题 稳定塔顶不凝气增加，可通过降低塔底温度控制。（） 本题答案： 8、填空题 吸收过程和精馏过程都存在气、液两相间的相平衡问题，在达到平衡时，其组分在气液两相中的分子浓度都服从平衡关系，即（）。 本题答案： 9、填空题 稳定汽油蒸汽压控制指标（）（3—8月份）、（）（9—12月份）。本题答案： 10、问答题 油浆下返塔中断如何处理？ 本题答案： 11、填空题 吸收塔所能达到的程度，主要取决于吸收进行条件下的（）。 本题答案： 12、单项选择题 瓦斯系统压力（表）指标为（）Mpa。A.0.380.5 B.0.40.6 C.0.40.5 D.0.400.55 本题答案： 13、填空题 当稳定塔压升高时，（）热旁路阀来降低塔压。 本题答案： 14、填空题 产品质量具有（）。 本题答案： 15、填空题
5万吨/年轻烃分离装置工艺设计毕业设计 目录 第一章总述 (1) 1.1 前言 (1) 1.2 主题 (1) 1.2.1 轻烃的分离原理 (1) 1.2.2 分离顺序的选择 (2) 1.2.3 产品性能用途 (2) 1.2.4 生产现状 (4) 1.2.5 发展前景 (4) 第二章工艺流程设计 (6) 2.1 工艺流程设计 (6) 2.1.1 工艺方案 (6) 第三章物料衡算 (8) 3.1 原始数据的获得 (8) 3.2 塔T-101物料衡算 (10) 3.2.1 T-101清晰分割物料衡算 (10) 3.2.2 确定塔的操作压力及温度 (11) 3.2.3 确定最小回流比 (13) 3.2.4 确定最适宜的回流比 (14) 3.2.5 全塔效率及确定实际塔板数 (15) 3.2.6 进料温度及压力的确定 (16) 3.3 塔T-201物料衡算 (16) 3.3.1 塔T-201清晰分割物料衡算 (16) 3.3.2 确定塔的操作压力及温度 (17) 3.3.3 验证T-201清晰分割是否成立 (18)
3.3.4 确定最适宜的回流比 (19) 3.3.5 全塔效率及确定实际塔板数 (20) 3.3.6 进料温度及压力的确定 (21) 3.4 塔T-301物料衡算 (22) 3.4.1 清晰分割物料衡算 (22) 3.4.2 确定塔的操作压力及温度 (22) 3.4.3 验证T-301清晰分割是否成立 (24) 3.4.4 确定最小回流比 (25) 3.4.5 全塔效率及确定实际塔板数 (26) 3.4.6 进料温度及压力的确定 (27) 第四章能量衡算 (28) 4.1 T-101能量衡算 (29) 4.1.1 焓值计算 (29) 4.1.2 热负荷的计算 (29) 4.1.3 计算传热剂用量 (31) 4.2 T-201 能量衡算 (31) 4.2.1 焓值计算 (31) 4.2.2 热负荷的计算 (31) 4.2.3 计算传热剂用量 (32) 4.3 T-301 能量衡算 (32) 4.3.1 焓值计算 (32) 4.3.2 热负荷的计算 (32) 4.3.3 计算传热剂用量 (33) 4.4 三塔热量衡算表 (33) 第五章设备工艺计算及选型 (35) 5.1 T-101 的设计与选型 (35) 5.1.1 塔径的计算 (35) 5.1.2 塔高的计算 (39) 5.1.3 塔体设计 (39)
职业工种（省证）艺术类广告设计师、平面设计师、室内设计师、服装设计师、 景观设计师、工业设计师、动画设计师、商品展示设计师 商业类 旅店服务员、摄影师、织补师、商品采购员、商品供应员、商品收购员、商品化验员、商品保管员、商品保鲜员、家用视频设备维修工、制冷设备维修工、家用音频设备维修工、家用电热器与电动器具维修工、钟表维修工、自行车维修工、调酒师、收银审核员、客房服务员、前厅服务员、康乐服务员、餐厅服务员、宾客行李员、餐具清洗工、公共区域保洁员、导游员、采购员、物流师、酒店管理师 农业类 花卉园艺工、蔬菜园艺、工农艺工、果树工、蔬菜工、家畜饲养工、草地培育工、牧草产品加工工、饲料厂中心控制室操作工、饲料检验化验员、饲料加工设备维修工、饲料制粒工、饲料粉碎工、饲料原料清理上料工、兽医化验员、兽医防治员、动物检疫检验员、兽用药物添加剂工、兽用原料药制造工、培养基制造工、海水鱼贝育苗工、海水鱼虾养成工、淡水鱼苗种繁育工、淡水鱼饲养工、 水产养殖潜水员 林业类 林木种苗工、造林工、抚育间伐工、森林管护工、营林试验工、油锯工、人力采伐工、集材拖拉机司机、集材工、索道工、伐区机修工、汽车运材司机、电锯造材工、装卸归工、木材检验工、单漂流送工、木材收储工、编放排工、出河机司机、带锯工、框锯工、圆、截锯工、选材检验工、木材搬运工、积材工、修锯工、木材干燥工、原木划线锯断工、木材蒸煮工、原木旋切工、定芯卷板工、单板干燥工、单板剪切工、单板整理工、单板机拼工、单板分等工、合板组坯工、胶合板热压工、胶合板修饰分等工、纤维板制浆工、乳化施胶工、纤维板成型工、纤维板热压工 电力工业类 燃油值班员、燃料集控值班员、水泵值班员、电气值班员、热工仪表检修工、热工自动装置检修工、热工程控保护工、水轮发电机组值班员、水轮发电机机械检修工、水轮机检修工、变电站值班员、换流站值班员、变压器检修工、直流设备检修工、变电检修工、变电带电检修工、电气试验工、继电保护工、用电监察员、抄表收费核算员、水轮机安装工、水轮发电机安装工、库工、制冷工、冷藏工、 制冰工 机械工业类 铸造工、型砂烘干工、锻造工、热处理工、清理工、电炉配电工、电镀工、模型工、抛（磨）光工、喷砂工、磨工、制齿工、拉床工、电切削工、热工仪表修理工、润滑保养工、油漆工、电工仪表修理工、气焊工、天车工、无损控伤工、工业化学分析工、物理金相实验工、包装工、弹簧工、绝缘处理浸渍工、绝缘制品工、热塑成型工、电子仪器仪表装调工、电工、电路仪器仪表装调工、分析仪器装调工、光学仪器装调工、电气计量检定工、天平装校工、照相机装校工、人造宝石制造工、专用磨料、热电阻装校工、磨工、变压器互
催化重整装置操作工：催化重整装置操作工考试答案模拟考试练习 考试时间：120分钟 考试总分：100分 遵守考场纪律，维护知识尊严，杜绝违纪行为，确保考试结果公正。 1、问答题 为什么会产生静电电击？静电电击对人体有什么危险？（KHD ：安全与环保知识） 本题答案：橡胶和塑料制品等分子材料与金属摩擦时，产生的静电荷往往 本题解析：橡胶和塑料制品等分子材料与金属摩擦时，产生的静电荷往往不易泄漏。当人体接近这些带电体时，就会受到意外的电击。这种电击是由于从带电体向人们发生放电，电流向人体而产生。同样，当人体带有较多的静电荷时电流从人体流向接地体，也会发生电击现象。静电电击是瞬间冲击性电击。这样瞬间冲击性电击，不致于直接使人致命，大多数只是产生痛感和震颤。但是，在生产现伤可造成指尖负伤；或因为被静电电击后产生恐惧心理，从而使工作效率下降。或造成其人身损伤事故发生。 2、问答题 瓦斯分液罐带油是什么原因？（KHD ：事故判断处理及应变能力） 本题答案：（1）瓦斯汽化器的加热蒸汽及瓦斯分液罐的加热蒸汽阀开度 本题解析：（1）瓦斯汽化器的加热蒸汽及瓦斯分液罐的加热蒸汽阀开度小或没有开，使油未能全部汽化； （2）外来瓦斯或本装置各容器来的瓦斯带油所造成。 3、问答题 为什么用塔顶回流调节塔顶温度有时不能达到预想的效果？ 姓名：________________ 班级：________________ 学号：________________ --------------------密----------------------------------封 ----------------------------------------------线----------------------
12.8万吨/年多组分轻烃分离装置工艺设计毕业设计 目录 第一章总论 (3) 1.1 原料及产品 (3) 1.2 装置概况 (3) 1.3 原料性能、用法、生产方法 (4) 1.4 乙烯生产工艺技术简介 (2) 第二章工艺流程设计 (12) 2.1工艺流程设计 (12) 2.1.1 工艺方案 (12) 第三章物料衡算 (17) 3.1 原始数据的获得 (18) 3.2 T-101物料衡算 (18) 3.2.1 T-101清晰分割物料衡算 (20) 3.2.2 确定塔的操作压力及温度 (21) 3.2.3 确定最小回流比 (21) 3.2.4 确定最适宜的回流比 (22) 3.2.5 全塔效率及确定实际塔板数 (23) 3.2.6 进料温度的确定 (23) 3.3 T-201清晰分割物料平衡 (24) 3.3.1 T-201清晰分割物料衡算 (24) 3.3.2 确定塔的操作压力及温度 (25) 3.3.3 确定最适宜的回流比........................................................................ . (27) 3.3.4 全塔效率及确定实际塔板数 (28) 3.3.5 进料温度及压力的确定 (29) 3.4 T-301物料衡算 (29)
3.4.1清晰分割物料衡算 (29) 3.4.2 确定塔的操作压力及温度 (30) 3.4.3确定最小回流比 (32) 3.4.4 确定最适宜的回流比 (32) 3.4.5 进料温度的确定 (33) 第四章能量衡算 (34) 4.1 T-101能量衡算................................... 错误!未定义书签。 4.1.1 焓值衡算 (36) 4.1.2 热负荷的计算 (37) 4.1.3 计算传热剂用量 (38) 4.2 T-201能量衡算 (38) 4.2.1 焓值计算 (38) 4.2.2 热负荷的计算 (39) 4.2.3 计算传热剂用量 (39) 4.3 T-301能量衡算 (38) 4.3.1焓值计算 (39) 4.3.2 热负荷的计算 (40) 4.3.3计算传热剂用量 (40) 第五章设备工艺计算及选型 (42) 5.1 塔的设计与选型 (42) 5.1.1 T-101的设计与选型 (42) 5.1.2 T-201的设计与选型 (55) 5.1.3 T-301的设计与选型 (70) 第六章设计结果汇总表 (76) 6.1 全塔的物料衡算表........................................................................ .. (74) 6.2全塔的热量衡算表........................................................................ .. (74) 6.3各塔的操作条件
天然气轻烃回收工艺 一．轻烃回收工艺 从天然气中回收轻烃凝液经常采用的工艺包括油吸收法，吸附法，冷凝法。国内外近20多年已建成的轻烃回收装置大多采用冷凝法。冷凝法回收轻烃工艺就是利用天然气中各烃类组分冷凝温度的不同，在逐步降温过程中依次将沸点较高的烃类冷凝分离出来的方法。该法的基点是在于：需要提供较低温位的冷量使原料气降温。按制冷温度不同，又可分为浅冷分离和深冷分离工艺。浅冷是以回收丙烷为主要目的，制冷温度一般在-15~-25℃左右，深冷则以回收乙烷为目的或要求丙烷收率大于90%。制冷温度一般在-90~-100℃左右。 常用的制冷工艺主要有三种：①冷剂循环制冷工艺；②膨胀制冷工艺；③冷剂制冷与膨胀制冷的联合制冷工艺。 常用的原料气脱水工艺主要采用分子筛(3A或4A)脱水法和甘醇脱水法。 二．轻烃回收工艺选择 1．选择依据 含量及自身可利用的压力降大小等多方面因素来选择合适根据油气田中C 2 的制冷工艺。根据原料气预冷温度要求的脱水深度及天然气组成等多方面因素来选择合适的天然气脱水工艺。 2．制冷工艺的选择 ① 冷剂制冷工艺 冷剂制冷是利用某些物质（制冷工质）在低温下冷凝分离（如融化、汽化、升华）时的吸热效应产生的冷量。在NGL(Natural Gas Liquids天然气凝液)回收中常用乙烷、丙烷、氨、氟里昂等由液体汽化吸热冷。这就需要耗功，用压缩机将气体压缩升压，冷凝液化、蒸发吸热、产生冷量必须消耗热能。 冷剂制冷工艺流程比较复杂，投资较高，但稳定性比较好。 ② 膨胀机制冷工艺 膨胀机制冷是非常接近于等熵膨胀的过程，气体经过膨胀降压之后温度降低（可能有凝液产生）。这部分气体与原料气换冷或通过别的途径放出冷量。膨胀机制冷可以回收一部分功，一般匹配同轴压缩机。