天然气凝液回收技术-1.ppt

天然气凝液回收技术,天然气凝液（naturalgasliquidNGL）是从天然气中回收C2的烃类混合物的总称。可以得到乙烷、丙烷、液化石油气和稳定轻油。,主要内容,天然气凝液回收方法多元汽液平衡和精馏制冷技术低温分离法工艺主要工艺设备,基本要求,了解天然气凝液回收方法和工艺特点；掌握制冷工艺的原理和特点；掌握天然气凝液回收流程及其应用。,第一节天然气凝液回收方法,回收天然气凝液的必要性；天然气凝液回收方法；天然气凝液回收技术发展历程。,一、回收天然气凝液的必要性,有利于改善天然气质量，降低烃露点，防止在管输中有液态烃凝结。回收凝液的产品是重要的民用燃料和化工原料；提高资源的综合利用率，有良好的经济效益和社会效益。,二、天然气凝液回收方法,吸附法油吸收法低温分离法,1.吸附法,吸附法是利用具有多孔结构的固体吸附剂（如活性氧化铝或活性炭）对烃类组分吸附能力强弱的差异而实现气体中重组分与轻组分的分离。主要用于天然气中回收重烃类，且处理规模较小小于60104m3/d及较贫的天然气液烃含量1314mL/m3。,吸附法的特点和应用情况,工艺装置简单，投资费用较小；但生产产品单一（液化气和天然汽油），再生能耗高，运行成本较高。吸附剂的吸附容量等问题未能得到很好解决。未得到广泛的应用。曾在美国用过。,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的差异而使轻、重烃组分得以分离的方法。通常采用石脑油、煤油或柴油作吸收油。按照吸收操作温度的不同，油吸收法往往分为常温油吸收和低温油吸收法（冷油吸收法）两种。,常温油吸收法的操作温度为常温或略低于常温，多用于中小型天然气凝液回收装置；冷油吸收法利用制冷将吸收油冷至0～-40℃进行操作，该法比常温油吸收法可多回收C2液烃，C3的回收率可达8590，常用于较大型的气体加工厂。,2.油吸收法,2.油吸收法,原料气与吸收油在一吸收塔内逆流传热传质，离开吸收塔的液体称为富油，它含有全部被吸收组分，富油经加热后解吸，将吸收油与已被吸收了的组分分开，吸收油循环使用，被吸收组分送往分馏设备进行进一步分离。油吸收工艺是烃类气体通过油吸收法进行分离，其实质属于多组分的吸收分离。,油吸收法的特点和应用情况,工艺流程复杂；投资费用和运行成本高；直至20世纪60年代中期还是天然气分离工艺中使作最多的方法；但随着制冷技术的发展，自1970年以后，油吸收法在新建装置中已很少采用。,3.低温分离法,低温分离法（冷凝分离法）是利用原料气中各烃类组分冷凝温度的不同，通过将原料气冷凝至一定温度，将沸点较高的烃类冷凝分离出来，并经凝液精馏分离成合格产品的工艺。,提供冷量的形式,低温分离法最根本的特点是需要提供较低温位的冷量使原料气降温。提供冷量的方式有外部制冷法、自制冷法和混合制冷法等多种形式。,低温分离法的主要特点,工艺流程简单，投资少，效益好；回收率高，C3的回收率可达90以上；适应性强，管理方便。,低温分离法的应用情况,随着制冷技术的发展，特别是1964年，美国首次将透平膨胀机用于天然气凝液回收，使天然气回收凝液技术开始了新的发展阶段。目前，低温分离法已广泛应用于天然气凝液回收装置。,三、天然气凝液回收技术发展历程,国外天然气凝液回收大致经历了四个阶段井口汽油时代（1910年1920年）；采用压缩、冷凝、分离等工艺。天然汽油时代（1920年1940年）；吸附法、水冷法。,液化石油气时代（1940年1960年）；节流制冷、冷剂制冷工艺。乙烷时代（1960年至今）；油吸收法、膨胀制冷法、复合制冷法。我国天然气凝液回收始于1960年，四川气田在19661975年间建设两套节流制冷的回收装置。1980年以后，开始引进装置和技术。,三、天然气凝液回收技术发展历程,第二节多元汽液平衡和精馏,烃类系统的汽液平衡模型；平衡分离计算多组分的精馏计算,一、烃类系统的汽液平衡模型,烃类系统的汽液平衡模型常作闪蒸计算、露点、泡点、节流、等熵膨胀等工艺计算。烃类系统的汽液平衡模型主要分两类模型,1.第一种汽液平衡模型,汽相和液相的逸度采用不同方法的计算。对汽相和液相i组分的逸度可表示,（2-1）,（2-2）,上两式各符号的意义,P系统压力；yi汽相中i组分的摩尔分数；φi汽相中i组分的逸度系数；γi液相中i组分的活度系数；xi液相中i组分的摩尔分数；fi0i组分的标准态逸度。,将汽-液相平衡常数表示为,采用这一方法时，汽相逸度系数φi可按适当的状态方程计算，液相活度系数γi则由于烃类溶液的非理想性较小，一般按正规溶液处理。,（2-3）,1.第一种汽-液平衡模型,正规溶液的定义当极少量的一个组分从理想溶液迁移到具有相同组成的溶液时，其熵变化为零，且总体积不变。正规溶液和理想溶液的区别在于正规溶液的混合热可以不等于零。常用的第一种模型有CS，LEE,1.第一种汽-液平衡模型,2.第二种汽液平衡模型,这类模型的特点是采用同一状态方程直接计算汽相和液相的逸度，而无需通过辅助函数φi、γi等。可由状态方程直接计算相平衡参数和热力学参数，在实际工程中应用较多。,2.第二种汽液平衡模型,第二种汽液平衡模型中常用的方程SRK方程；PR方程；BWRS（或SHBWR）方程；LKP方程。,二、平衡分离计算,泡点计算；露点计算；部分汽化与冷凝计算。,四、多组分的精馏计算,物料的预分配；适宜的回流比；理论板数的计算；精馏塔的热量衡算。,讨论的精馏计算是针对无侧线的常规精塔的计算，如图7-2-1所示。,图2-1精馏塔的计算模型,四、多组分的精馏计算,1.物料的预分配,关键组分；物料的分配方法。,（1）关键组分,在多组分精馏中，为简化塔两端产品组成的估算，广泛采用了关键组分的概念。所谓关键组分就是在多元物系中，对物料的分离起着关键性控制作用的两组分。如脱乙烷塔中的C2H6和C3H8两组分为关键组分。,轻关键组分,两个关键组分中，挥发度大的组分称为轻关键组分。为达到分离要求，在塔釜中必须对它的浓度加以控制，要求进料中轻关键组分和比它轻的组分（或挥发度比它更大的组分）绝大部分进入塔顶馏出物中。,重关键组分,两个关键组分中，挥发度小的组分称为重关键组分。为达到分离要求，必须控制它在塔顶产品中的浓度，要求进料中重关键组分和比它重的组分（或挥发度比它小的组分）绝大部分进入塔底产品中。,（2）物料的分配方法,清晰分割法；非清晰分割法。,清晰分割法,若两关键组分的挥发度相差较大，且两者为相邻组分，此时可认为比重关键组分还重的组分全部在塔底产品中，比轻关键组分还轻的组分全部在塔顶产品中。采用清晰分割时，非关键组分在塔顶和塔底的分配可通过物料衡算求得。,清晰分割法的平衡计算,若脱乙烷塔的进料量和组成如表2-1所示，轻关键分的回收率为a，重关键组分的回收率为b，物料的平衡计算见表2-1。,表2-1清晰分割法的物料平衡,若两关键组分不是相邻组分，则塔顶和塔底产品中必有中间组分；或若进料中非关键组分的相对挥发度与关键组分的相差不大，则塔顶产品中就含有比重关键组分还重的组分，塔底产品中就会含有比轻关键组分还轻的组分。这两种情况称为非清晰分割。,非清晰分割法,非清晰分割时，估算各组分在塔顶和塔底产品中的分配情况时需作以下假设在任何回流比下操作时，各组分在塔顶和塔底产品中的分配情况与全回流操作时相同；非关键组分在产品中的分配情况与关键组分的也相同。,非清晰分割法,根据上述假设，任何回流比下各组分在塔顶和塔底产品中的分配情况可由亨斯特别克（Hengstebeck）公式计算。,上式中相对挥发度可取为塔顶和塔底的或塔顶、进料口和塔底的几何平均值。,2-4,非清晰分割法,式（7-2-26）各符号的意义,Dl、Dh、Di分别为塔顶产品中轻、重关键组分和i组分的流量，kmol/h；Wl、Wh、Wi分别为塔底产品中轻、重关键组分和i组分的流量，kmol/h；αlh、αhh、αih轻关键组分、重关键组分和i组分对重关键组分的相对挥发度αhh1。,利用式（2-4）求出i组分在塔顶及塔底的分配比D/Wi后，可按下式求出在塔顶的量Di及Wi。,2-5,2-6,非清晰分割法,上两式各符号的意义,Fii组分在进料中的量，kmol/h；Dii组分在塔顶中的量，kmol/h；Wii组分在塔底中的量，kmol/h。,非清晰分割的计算步骤,各组分的初值可按清晰分割法计算；求出塔顶的露点温度和塔底的泡点温度、各组分的平衡常数K、相对挥发度；按亨斯特别克公式计算各组分在塔顶和塔底的量和组成；按新分配的组成求塔顶、塔底的温度，并上次计算结果相比较。,温度比较控制式,如果满足式7-2-29要求，计算结束；否则重复计算。,2-7,非清晰分割的计算步骤,2.回流比,最小回流比的计算；实际回流比的选用。,（1）最小回流比的计算,由精馏原理可知，回流量越大，所需的塔板数越少。反之，就必须增加塔板数。回流量的最大极限是塔顶蒸气经冷凝后全部回入塔中，称全回流，回流比（回流量与塔顶产品量的比）为无限大。,最小回流比的概念,当回流比由无限大逐渐减小，则达到同样的分离效果所需的理论板数逐渐增多。回流比的减小有一个最低下限，这就是最小回流比。理论上讲，这是需要无限多塔板才能达到分离要求的回流比。如果小于此值，不管用多少块塔板，也不能将混合物分离到所希望的产品要求。,最小回流比的计算,最小回流比的计算方法较多，由于恩德伍德（Underwood）法的计算过程较简单，且能满足工程设计的要求，因此一般多用此法计算最小回流比。,2-8,2-9,最小回流比的计算,上两式各符号的意义,n组分数；αij组分i对基准组分j的相对挥发度；θ方程的一个根；xFi进料中i组分的摩尔分数；xDi塔顶产品中i组分的液相摩尔分数。塔顶产品为气相出料时，xDi改用i组分的气相摩尔分数yDi；q进料的液相分率；Rmin最小回流比。,实际回流比,在确定了最小回流比，可根据经济合理性选用实际回流比。一般情况下，实际回流比R在（1.1～2.0）Rmin之间。,3.塔理论板数的计算,简捷法对简单塔，作初步设计，方案研究；严格计算法对复杂塔的操作型模拟计算。,简捷法计算理论板数,最小理论板数；实际理论板数。,最少理论数,在全回流的条件下，一定的塔板数具有最大的分离能力。在规定的塔顶和塔底物料组成条件下，有一个与之相适应的最少理论板数。全回流下的最少理论板数，是精馏计算中常用的一个重要参数。,最少理论板数可按芬斯克方程计算,2-10,最少理论数,若使用全凝器时，第N板是代表塔顶最上一块塔板，若使用分凝器时，则分凝器是第N板理论板。最少理论板数Nmin包括再沸器在内，为第一级板。,式7-2-32符号的意义,Nmin一最少理论板数；xlD，xhD轻、重关键组分在塔顶的摩尔分数；xlw，xhw轻、重关键组分在塔底的摩尔分数；αlh轻关键组分对重关键组分的相对挥发度。,用吉利兰关联式求取理论板板,实际理论板数,N1，Nmin1精馏段理论板数、最小理论板数N2，Nmin2提馏段理论板数、最小理论板数,进料位置,4.精馏塔的热量衡算,全冷凝器的热负荷Qc（kJ/h）,分冷凝器的热负荷Qc（kJ/h）,上两式符号的意义,D塔顶产品的流量，kmol/h；HV进入冷凝器气体的焓值，kJ/kmol；HD冷凝器出口的汽相焓值，kJ/kmol；HL冷凝器出口的液相焓值，kJ/kmol。,再沸器的热负荷Qb（kJ/h）,D塔顶产品的流量，kmol/h；W塔底产品的流量，kmol/h；F进料流量，kmol/h；HD塔顶产品的焓值，kJ/kmol；HW塔底产品的焓值，kJ/kmol；HF进料混合物的焓值，kJ/kmol。,