改进的热力学分离方法
专利汇可以提供改进的热力学分离方法专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且一种将气体分离成两种不同沸点组分的工艺方法，例如从 天然气 中分离乙烷，它包括第一分离塔(V1)和第二分离塔(V2)。来自于第一塔塔底的物流(5)中的液体经膨胀并冷却，之后汇入物流(6)中送入低压下的第二塔。来自于第二塔的气体返回到第一塔以便物流(10)中的第一组分从第一塔塔顶采出而物流(11)中的第二组分从第二塔塔底采出。第三塔用作由第二塔顶部采出的物流(7)中经压缩后进入高压下第三塔的气体的气体循环 分馏 塔。来自第一塔底部的物流(5)中的液体用来冷却第一塔(V1)顶部的 冷凝器 (E6)和返回第一塔顶时冷却循环 分馏塔 。，下面是改进的热力学分离方法专利的具体信息内容。
1.一种将进料气体分离为第一物料组分和第二物料组分的方 法，第一物料组分具有高于第二物料组分的沸点，该方法包括：设 置第一分离塔和第二分离塔；安排各分离塔以便高沸点组分在相应 的分离塔中以气体形式向上运动到相应塔的塔顶而低沸点组分在 相应的分离塔中以液体形式向下运动到相应塔的塔底；向第一和第 二分离塔其中之一提供进料气；将液体从第一塔塔底送往第二塔， 将气体从第二塔塔顶送往第一塔；从所说的第一塔塔顶采出气体作 为第一物料组分，从所说的第二塔塔底采出液体作为第二物料组 分，其中改进措施包括：设置一独立于第一及第二分离塔的循环分 馏塔；将气体从第二塔塔顶送往循环分馏塔；在循环分馏塔中将部 分气体冷凝为液体；将气体从循环分馏塔顶部采出，将采出的气体 送往第一塔；从循环分馏塔底部采出液体并将采出的液体送往第二 塔。
2.根据权利要求1的方法，包括在加入循环分馏塔之前将来自 第二塔塔顶的气体压缩。
3.根据权利要求2的方法，其中循环分馏塔中的压力高于第一 分离塔的压力。
4.根据权利要求1、2或3的方法，其中第一分离塔包含一个 冷凝器。
5.根据权利要求4的方法，其中冷凝器由多个垂直管组成，各 垂直管中均布设有结构填料以便将通过垂直管向下运动的液体与 通过垂直管向上运动的气体完全混合。
6.根据权利要求4或5的方法，其中将来自第一塔底部的液体 膨胀和冷却并流经冷凝器作为冷却其中物料的冷剂。
7.根据权利要求6的方法，其中冷凝器中的液体被取出通过一 输送管道送往第二分离塔，输送管道包括一段垂直管路，其底端与 冷凝器底部连通以便垂直管路用作密封支路管线以维持冷凝器中 的液体在所要求的液位高度上。
8.根据权利要求7的方法，其中输送管道包括另一个与冷凝器 顶部连通的出口以由此从冷凝器中采出气体。
9.根据前述任何权项的方法，其中循环分馏塔包括一个冷凝 器。
10.根据前述任何权项的方法，其中来自于循环分馏塔的液体 在返回第二塔之前先对其进行冷却和膨胀。
11.根据前述任何权项的方法，其中来自于循环分馏塔的气体 在一回流收集器中冷却、膨胀并部分冷凝，将来自回流收集器的液 体和气体分别送到第一分离塔中。
12.根据权利要求11的方法，其中第一分离塔包括一个冷凝 器，其中来自于回流收集器的液体从其冷凝器顶部作为回流加入第 一塔。
13.根据权利要求11或12的方法，其中利用从第一塔取出的 液体的冷量对来自于循环分馏塔的气体进行冷却。
14.一种将进料气体分离为第一物料组分和第二物料组分的 方法，第一物料组分具有高于第二物料组分的沸点，该方法包括： 设置第一分离塔和第二分离塔；安排各分离塔以便高沸点组分在相 应的分离塔中以气体形式向上运动到相应塔的塔顶而低沸点组分 在相应的分离塔中以液体形式向下运动到相应塔的塔底；第一分离 塔包括一个冷凝器；向第一塔和第二塔其中之一提供进料气；将液 体从第一塔塔底送往第二塔，将气体从第二塔塔顶送入第一塔；从 所说的第一塔塔顶采出气体作为第一物料组分，从所说的第二塔塔 底采出液体作为第二物料组分，其中改进措施包括：在冷凝器中设 置多个垂直管，各垂直管中均布设有结构填料以便将通过垂直管向 下运动的液体与通过垂直管向上运动的气体充分混合。
本发明涉及将气体分离成不同沸点组分的方法。更具体地说， 本发明涉及一种特别适用于从天然气中分离丙烷、甲烷、乙烷或二 氧化碳的方法及设备。
在申请人先前的发布于1988年9月13日的美国专利4,770, 683中描述了一种蒸馏两种不同沸点物料的工艺方法及设备。叙述 了一种对两种不同沸点物料，特别是对从天然气中分离丙烷、乙烷 或二氧化碳的蒸馏工艺。该工艺中传统的蒸馏塔被分为压力高于传 统蒸馏塔的第一塔及低压下的第二塔。第一塔所得的液体经过每级 有冷量取出的两级或多级膨胀至较低压力并被用来冷却从第一塔 顶部得到的气体以将顶部塔盘维持在所要求的温度。由第二塔得到 的气体被压缩、冷却作为回流返回第一塔。利用膨胀液体中的冷量 以及采用两个塔提供了改进的热力学效率并避免了采用昂贵的涡 轮膨胀机。
本发明的一个目的是针对上述专利中所说的工艺方法提供可 提高效率的改进措施。
按照本发明的第一方面，提供一种将进料气分离为第一物料组 分和第二物料组分的方法，第一物料组分具有高于第二物料组分的 沸点，该方法包括：提供第一分离塔和第二分离塔，安排各分离塔 以便高沸点组分在相应的分离塔中以气体形式向上运动到相应塔 顶而低沸点组分在相应的分离塔中以液体形式向下运动到相应塔 底；向第一和第二分离塔其中之一提供进料气；将液体从第一塔底 部送往第二塔，将气体从第二塔顶部送往第一塔；从所说的第一塔 塔顶采出气体作为第一物料组分，从所说的第二塔塔底采出液体作 为第二物料组分，其中改进措施包括：设置一独立于第一及第二分 离塔的循环分馏塔；将气体从第二塔顶部送往循环分馏塔；在循环 分馏塔中将一些气体冷凝为液体；将气体从循环分馏塔顶部采出， 将采出的气体送往第一塔；从循环分馏塔底部采出液体并将采出的 液体送往第二塔。
优选本方法包括将来自于第二塔塔顶的气体在加入循环分馏 塔之前压缩以使循环分馏塔中的压力高于第一塔中的压力。
在其它的实施方案中，循环分馏塔的压力低于第一塔的压力。 在此情形下，来自循环分馏塔的气体在作为回流再进入第一塔的分 凝器上部或下部之前被压缩、冷却并冷凝。
优选第一分离塔包括一个由多个垂直管组成的冷凝器，各垂直 管中均布设有结构填料以将通过垂直管向下运动的液体与通过垂 直管向上运动的气体完全混合。
优选来自第一塔塔底的液体经过膨胀和冷却并流经第一塔的 冷凝器作为冷剂冷却其中的物料。
按照本发明的第二方面，提供一种将进料气分离为第一物料组 分和第二物料组分的方法，第一物料组分具有高于第二物料组分的 沸点，该方法包括：设置第一分离塔和第二分离塔；安排各分离塔 以使高沸点组分在相应的分离塔中以气体形式向上运动到相应的 塔的上部而低沸点组分在相应的分离塔中以液体形式向下运动到 相应塔的底部，第一分离塔包括一个冷凝器；向第一和第二塔之一 提供进料气；将液体从第一塔底部送往第二塔，将气体从第二塔塔 顶送入第一塔；从所说的第一塔顶部将气体采出作为第一物料组 分，从所说的第二塔底部将液体采出作为第二物料组分，其中改进 措施包括：在冷凝器中设置多个垂直的管子，各垂直管中均布设有 结构填料以便将通过垂直管向下运动的液体与通过垂直管向上运 动的气体完全混合。
本发明的一个实施方案连同附图一起将于下面描述。其中：
图1为本工艺方法各单元的示意图，图中已标明各物流的温 度。
本工艺方法可用来从不同沸点的进料气中分离各种不同组 分。以下所述仅表示一个用来从天然气中分离丙烷的实施例。同样 的技术可用于从天然气中分离乙烷或二氧化碳，此时各工艺参数自 然必须根据已知的原理来调整以达到要求的分离效果。
图示的工艺过程包括实施该工艺的各塔及换热器。此外，对照 所说的实施例，图中标出了工艺沿线各点处气体和液体物流的温 度，各物流编号为1到11。下文中给出的表1至11表示工艺条件 和上图中所标记的各相应编号物流的物料组成。自然应将表中的工 艺条件视为仅与某个实施例有关，对该工艺的其它实施例可计算得 到类似的工艺条件。
在此本工艺过程一般提供有分离塔V1和V2，分别包括气体分 馏器V1和脱乙烷塔V2。本工艺过程进一步包括循环分馏塔V3和 回流收集器V4。本工艺被分成数股流经各塔的物流，如图示它包 括1至11号物流。物流1由进料气流组成，物流10由售卖气或分 离气组成，物流11由分离售卖气后的剩余气体组成，在此情况下 表示为LPG+产品。物流所流经的数个换热器标记为E1至E8， 下文将进一步详述这些换热器的操作。本工艺进一步包括压缩机C1 和C2以及控制阀FCV1、FCV2、PCV1和LCV1。控制阀LCV1 和PCV1分别由包括液位控制机构LC和压力控制机构PC的过程 控制单元控制。
工艺流程图中所示的温度以及下文表1至11中所给出的物料 平衡反映了针对环境温度为45℃下的工艺设计。
进料气物流1在分子筛脱水器或其它脱水器(未示出)中脱水 后而达到低于100℃的水露点温度。进料气被分为物流2和3两股。
进料气物流2的大部分在一从售卖气中获得冷量的气/气换热 器E1中冷却。进料气物流3的剩余部分由来自于LPG+产品和脱 乙烷塔再沸点E3的冷量冷却。接着冷却后的进料再度混合并在一 从传统型式的丙烷冷冻系统获得冷量的深冷器E4中深冷。之后将 深冷的进料物流4加入气体分馏器V1中。之所以将物流2和物流3 分开是由于这样可用控制物流3的流量来控制供给再沸器E3的热 量。
气体分馏器V1是一回流吸收器蒸馏塔，其顶部设有一冷凝 器，在冷凝器以下至进料之间典型塔板数为10-16。可选择地使 用结构填料或乱堆填料而不用浮阀塔板，对小直径塔通常优选填料 塔。蒸馏塔的安排使塔内建立起确定的温度和压力梯度，使得塔内 的组分分离为向下运动到塔底的冷凝液体和向上运动到塔顶的较 轻的气体。有关此型式分离塔的进一步的细节已描述于上述本发明 人的在先专利之中。该塔的理论参数在下文的表12中给出。
来自气体分馏器V1的液体在过冷器E5中过冷，过冷器E5从 售卖气物流10中获得冷量。过冷液体闪蒸为物流5并被用作气体 分馏器冷凝器E6的冷冻剂。冷凝器E6由垂直的大直径管子组成， 管子直径典型地为75mm至150mm。垂直管装填有结构填料。结 构填料是用于塔器中以代替传统的塔盘的公知材料，但此处则是将 其用于冷凝器管中。结构填料形式为本领域所熟知的结构形式，它 包括网状材料，用于通过使液体由管壁向管中心运动而保持向上运 动的气体与向下运动的液体紧密接触。
来自气体分馏器V1顶部塔板的工艺蒸汽进入填料管底部并在 向上流经冷凝器时部分冷凝。冷凝液外加喷入管顶部的回流液向下 流过填料管，在残余气离开气体分馏器之前与其接触。
气体分馏器冷凝器E6的壳程，即管外的冷凝器面积充有闪蒸 后的过冷液物流5。来自物流5的闪蒸汽以及由于自E6管程获得 热量而气化的蒸汽在冷凝器E6顶部聚集并在物流6中被带回到回 流冷凝器E7中。冷凝器E6中未蒸发的液体在该换热器壳程底部聚 集并通过一密封支路管线L1输送加入到离开该换热器的蒸汽中 去。密封支路管线的作用在于维持该换热器中的高液位水平以使管 子尽可能按实际情况充液。
经闪蒸的气体分馏器底部物流6在回流冷凝器E7中进一步闪 蒸之后大约在脱乙烷塔或第二分离塔V2中部进入。脱乙烷塔有12 到20块塔板或可选择使用填料。对塔V2的一些理论参数在表13 中给出。下面说明脱乙烷塔的一种新型回流方法。如上所述，热量 由进料气物流3供给脱乙烷塔再沸器E3。脱乙烷塔在一异常低的 压力120至300KPa(绝压)下操作。如此低的压力使得脱乙烷塔 的进料可用作气体分馏器冷凝器E6和回流冷凝器E7的冷冻剂。在 此温度下亦可得到更好的分离效果且可以从再沸器E3及LPG+产 品中回收冷量。
从脱乙烷塔V2顶部分离出的气体用一台螺旋压缩机和一台往 复压缩机(或可选择地使用两个往复压缩级或一台多级离心压缩 机)C1和C2压缩后进入循环分馏器V3。
循环分馏器为一利用丙烷冷冻剂向其循环分凝器的冷凝器E8 提供冷量的气体分馏器。循环分馏器将循环气加工处理成一种含有 一些甲烷、高含量乙烷、少量丙烷及很少量丁烷的顶部馏出贫气。 循环分馏器顶部馏出气体在回流冷凝器E7中利用来自脱乙烷塔进 料物流6中的冷量被全部冷凝下来(在设计条件下)。之后上部回 流物流8流过一维持循环分馏器V3操作压力的压力控制阀 PCV1。回流8在回流收集器V4的较低操作压力下闪蒸，V4的压 力通常高于气体分馏器V1操作压力300KPa。这一附加压力一般 足以将回流提升到气体分馏器顶部并通过喷嘴将其分配到气体分 馏器的冷凝器E6的各管中。来自回流收集器V4的蒸汽在流经一液 位控制阀LCV1后在气体分馏器顶部与残余气混合；LCV1阀通过 改变回流收集器V4的背压来维持V4中的液位恒定。
来自循环分馏器V3塔底的液体在过冷器E8和E9中过冷。 E8、E9分别从剩余气和循环气中获得冷量(在本工艺的某些应用 中，建议省去过冷器E8，而在E9中从循环气中获得所有过冷冷 量。这将提供较温和的循环气体而有可能降低对循环压缩机C1所 用金属材料的要求)。来自循环分馏器经过冷的液体然后被闪蒸到 脱乙烷塔V2的操作压力之下并在脱乙烷塔塔顶作为回流。
有多种方法来控制本工艺过程。采用分布控制无疑对大多数应 用场合尤其是对大工厂以及在流量或组成上均有变动的工厂都是 值得的。一种工艺控制方法是控制流量控制阀FCV1中的流量以维 持产量恒定及循环压缩机C1和C2的吸入压力恒定。这将需要在气 体分器V1底部设一大容量液体贮罐。其后建议采用通过改变深冷 器E4中冷冻剂的液面高度来维持气体分馏器V1塔釜中的液位水 平。当然，在V1中必须维持一个最低液位，此液位即通过使FCV1 阀过载操作并将其用作液位控制阀操作时在V1中所能维持的液位 水平。
一般而言，用PCV2来维持脱乙烷塔V2的回流9的流量恒定 是可取的；这就要求在V3塔釜中有一回流液储槽。其后可利用 PCV1通过改变V1的背压来维持V3塔釜中的液位。背压的微小降 低将迅速降低V3塔釜中的液位水平。视工艺装置而定，对V3的背 压可降低到多低有所限制，而此时仍应维持足够高的压力来为V1 提供回流。若已达到V3的最低背压而V3塔釜中的液位仍太高，可 通过降低气体分馏器冷凝器E8中的冷冻剂液位而降低V3塔釜中的 液位。与FCV1阀相似，若V3中的液位达到最低水平，FCV2阀 可作为液位控制阀过载操作。根据设计压力和/或循环压缩机C1和 C2的最大出口压力，对循环分凝器亦应有一个最大操作压力。
注意到利用PCV-1阀来控制循环分馏器的背压十分敏感， 所以实际上就PCV-1阀而言最好采用并置的二个阀门。可调节 两阀中的小阀而实现过程控制，之后若小阀全开或全关时，调节大 阀使小阀回复控制作用。
LPG+产品中准确的乙烷含量可用一工艺色谱分离法来测定 或通过测量再沸器返回温度来指示。LPG+产品中的乙烷含量通 过控制流向脱乙烷塔再沸器E3的热量来控制。这可由控制物流3 的流量或物流3与物流2的流量比来实现。
采用上述的工艺控制方法，当装置负荷调低时通过循环压缩机 C1和C2的物料流率倾向于维持恒定。当装置负荷调低以及冷冻压 缩机负荷降低时，若用于进料深冷器的冷冻剂温度可被降低，这一 现象会增强。在此方式下，随着装置负荷调低即物流1的流率降低， 物流7、8和9的流率倾向于维持恒定速率。这使得气体分馏器和 脱乙烷塔的回流比增加。当装置负荷调低时回流比增加导致高的丙 烷回收百分率。注意当装置不在设计条件下操作时，由于涡轮膨胀 机效率损失，装置负荷调低时大多数冷冻过程均有回收损失。
对优化装置操作时，可对二股回流物流即物流8和9的流量及 组成加以测量和分析。于是可调节控制脱乙烷塔回流量的PCV2阀 的设定流量而获得最优回收率。将装置操作信息输入一计算机热力 学模型会很快得出对不同装置操作条件下的PCV-2阀的设定流 量。用相似的方法可对级间冷冻水平进行最优化以确定最优的循环 分馏塔V3塔顶馏出温度。
表12、13和14所示为对三个分离塔即气体分馏器或第一塔 V1、脱乙烷塔或第二塔V2及循环分馏塔V3中的操作参数的理论 计算。各表中左边一栏表示理论计算时各不同的塔板号。于是可得 出各板的压力和温度，但这是假设各板均为理论板效率100％，而 实际上不可能达到如此高的板效率。因此实际上的塔板数将比表中 所列出的理论塔板数增加许多。
上述的实施例具有如下优点：
1.循环气体分馏器使得能够在比上述专利中的两塔工艺能耗 低，压缩机投资费用少以及(对中等规模或大型厂家)投资费用少 的情况下获得更高的产品回收率。
2.本工艺过程用于丙烷回收时，要比在前专利中在省热塔与脱 乙烷塔之间循环大量乙烷的三塔工艺易于控制。
3.如同大多数冷冻过程，本工艺过程可设计用于乙烷回收，接 着按照仅回收丙烷和产品(LPG+产品)的工艺方法来操作。因 此，用于乙烷回收的设备结构与所示用于丙烷回收的装置极为相 似。
4.采用循环分馏器允许气体分馏器在低得多的压力下操作同时 亦能达到最优丙烷回收效果。在所示的实施例中，气体分馏器在 1700KPa(绝压)下操作，该压力仅稍高于所需的售卖气压力。因 此只需要将进料气体压缩至售卖气压力外加一很小压力余量来提 供过程所需的压力降。而使用涡轮膨胀机的工艺过程一般要求设备 入口处压缩至3500到5000KPa。因此，与涡轮-膨胀机工艺过程 和焦耳-汤姆逊过程相比，在必须将进料气压缩而售卖气压力低的 情形中，这种工艺过程所需要的压缩机功率最低。由于循环压缩机 在此工艺中实际上作为冷冻剂压缩机为气体分凝器的冷凝器和进 料提供冷冻剂，该冷冻工艺比顺序冷冻和二元冷冻工艺所需的功率 要低得多。
5.将气体分馏器以及循环分馏器的“塔内”冷却器中的管子内 用结构填料装填可在冷凝器中实现质量传递。对这些塔器的过程模 拟表明塔内所有的冷凝作用均发生在最后的一个蒸馏级上。但在实 际上，对所示的特定实施例，在气体分馏器的冷凝器中至少有一个 分离级而在循环分馏器的冷凝器中则至少有三个分离级。在冷凝器 内具有这些分离级使得冷凝器的入口温度降低而导致冷凝器的对 数平均温差较大。这也意味着在蒸馏塔中可对塔顶部的两块或更多 理论塔板提供冷量而不是在传统的蒸馏塔中仅对最顶上的一块塔 板供冷。这些因素导致在过程模拟中所示的仅有一个理论级的冷凝 器可达到比计算所得结果更好的产品回收效果。
6.冷凝器管内的结构填料亦改善了管内的混合和传热，使有限 的传热膜系数得以提高。这些冷凝器中传热效果越好也意味着产 品的回收效果越好。
物流 名称 蒸汽分率 温度℃ 压力KPa 摩尔流率kgmol/h 质量流率kg/h 液体体积流量m3/h 焓KJ/h 密度kg/m3 分子量 比热KJ/kgmol·℃ 导热系数w/m·k 粘度CP Z因子 表面张力达因/cm 标准态密度kg/m3 氮气kgmol/h 二氧化碳kgmol/h 甲烷kgmol/h 乙烷kgmol/h 丙烷kgmol/h 异丁烷kgmol/h 正丁烷kgmol/h 异戊烷kgmol/h 正戊烷kgmol/h 正己烷kgmol/h 正庚烷kgmol/h 正辛烷kgmol/h 正壬烷kgmol/h 正癸烷kgmol/h 正-C11kgmol/h 正-C12kgmol/h 正-C13kgmol/h 水kgmol/h 总计：kgmol/h 表1 干气体 1.0000 56.0000* 1735.0000* 2882.3093 77801.4219 195.4461 3.77418E＋07 18.5694 26.9927 57.7713 0.0320 0.0121 0.9216 ---- ---- 17.0506 10.9471 1801.2294 380.5072 341.2990 118.3122 107.3654 38.6405 35.7183 15.7251 11.7838 3.1648 0.5230 0.0399 0.0025 0.0001 0.0000 0.0000 2882.3093 表2 0.8845 6.9172 1700.0000 1167.3093 31508.8750 79.1539 9.69945E＋06 24.4133 26.9927 57.6777 ---- ---- ---- ---- ---- 6.9053 4.4335 729.4817 154.1020 138.2230 47.9154 43.4820 15.6491 14.4656 6.3685 4.7724 1.2817 0.2118 0.0161 0.0010 0.0001 0.0000 0.0000 1167.3093 表3 0.8370 -4.0232 1700.0000 1465.0000* 39544.3633 99.3400 1.02077E＋07 26.7694 26.9927 58.1262 ---- ---- ---- ---- ---- 8.6664 5.5641 915.5163 193.4015 173.4730 60.1349 54.5709 19.6399 18.1546 7.9926 5.9894 1.6086 0.2658 0.0203 0.0012 0.0001 0.0000 0.0000 1465.0000*
物流 表4 表5 表6 名称 蒸汽分率 0.7218 0.1671 0.3721 温度℃ -31.0000* -70.1207 -44.0983 压力KPa 1675.0000 180.0000 150.0000* 摩尔流率kgmol/h 2632.3093 893.2408 893.2408 质量流率kg/h 71053.2344 40090.4297 40090.4297 液体体积流量m3/h 178.4939 79.7143 79.7143 焓KJ/h 1.01545E＋07 -7.49161E＋06 -2.53334E＋06 密度kg/m3 33.7563 28.0824 9.6271 分子量 26.9927 44.8820 44.8820 比热KJ/kgmol·℃ 58.7798 85.4382 85.3941 导热系数w/m·k ---- ---- ---- 粘度CP ---- ---- ---- Z因子 ---- ---- ---- 表面张力达因/cm ---- ---- ---- 标准态密度kg/m3 ---- ---- ---- 氮气kgmol/h 15.5717 0.2793 0.2793 二氧化碳kgmol/h 9.9976 2.0458 2.0458 甲烷kgmol/h 1644.9980 119.2493 119.2493 乙烷kgmol/h 347.5035 156.8203 156.8203 丙烷kgmol/h 311.6961 312.3052 312.3052 异丁烷kgmol/h 108.0503 108.0492 108.0492 正丁烷kgmol/h 98.0529 98.0529 98.0529 异戊烷kgmol/h 35.2890 35.2890 35.2890 正戊烷kgmol/h 32.6202 32.6202 32.6202 正己烷kgmol/h 14.3612 14.3612 14.3612 正庚烷kgmol/h 10.7618 10.7618 10.7618 正辛烷kgmol/h 2.8903 2.8903 2.8903 正壬烷kgmol/h 0.4777 0.4777 0.4777 正癸烷kgmol/h 0.0364 0.0364 0.0364 正-C11kgmol/h 0.0022 0.0022 0.0022 正-C12kgmol/h 0.0001 0.0001 0.0001 正-C13kgmol/h 0.0000 0.0000 0.0000 水kgmol/h 0.0000 0.0000 0.0000 总计：kgmol/h 2632.3093 893.2408 893.2408
物流 名称 蒸汽分率 温度℃ 压力KPa 摩尔流率kgol/h 质量流率kg/h 液体体积流量m3/h 焓KJ/h 密度kg/m3 分子量 比热KJ/kgmol·℃° 导热系数w/m·k 粘度CP Z因子 表面张力达因/cm 标准态密度kg/m3 氮气kgmol/h 二氧化碳kgmol/h 甲烷kgmol/h 乙烷kgmol/h 丙烷kgmol/h 异丁烷kgmol/h 正丁烷kgmol/h 异戊烷kgmol/h 正戊烷kgmol/h 正己烷kgmol/h 正庚烷kgmol/h 正辛烷kgmol/h 正壬烷kgmol/h 正癸烷kgmol/h 正-C11kgmol/h 正-C12kgmol/h 正-C13kgmol/h 水kgmol/h 总计：kgmol/h 表7 1.0000 56.0000* 3500.0000* 487.6037 14585.5352 37.3217 5.90514E＋06 49.1620 29.9127 71.5176 0.0307 0.0123 0.7782 ---- ---- 0.2946 2.4630 133.2528 226.4655 124.8736 0.2331 0.0211 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 487.6037 表8 0.1997 -66.9438 1954.0000* 289.9399 7300.8345 20.7835 -675411.7663 132.7514 25.1805 69.4774 ---- ---- ---- ---- ---- 0.2793 2.0452 119.2292 152.2132 16.1728 0.0002 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 289.9399 表9 0.1454 -74.2621* 150.0000* 197.4185* 7276.8691 16.5181 -1.38989E＋06 22.7950 36.8601 75.8204 ---- ---- ---- ---- ---- 0.0152* 0.4173* 14.0035* 74.0846* 108.6387* 0.2374* 0.0217* 0.0000* 0.0000* 0.0000* 0.0000* 0.0000* 0.0000* 0.0000* 0.0000* 0.0000* 0.0000* 0.0000* 197.4185*
物流 名称 蒸汽分率 温度℃ 压力KPa 摩尔流率kgmol/h 质量流率kg/h 液体体积流量m3/h 焓KJ/h 密度kg/m3 分子量 比热KJ/kgmol·℃ 导热系数w/m·k 粘度CP Z因子 表面张力达因/cm 标准态密度kg/m3 氮气kgmol/h 二氧化碳kgmol/h 甲烷kgmol/h 乙烷kgmol/h 丙烷kgmol/h 异丁烷kgmol/h 正丁烷kgmol/h 异戊烷kgmol/h 正戊烷kgmol/h 正己烷kgmol/h 正庚烷kgmol/h 正辛烷kgmol/h 正壬烷kgmol/h 正癸烷kgmol/h 正-C11kgmol/h 正-C12kgmol/h 正-C13kgmol/h 水kgmol/h 总计：kgmol/h 表10 残余气 1.0000 46.0000* 1569.0000 2029.0081 83263.6406 119.5630 2.20817E＋07 11.5855 18.8583 41.9712 0.0351 0.0121 0.9625 ---- ---- 15.5717 9.9971 1644.9779 342.8964 15.5637 0.0012 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 2029.0081 表11 0.0000 51.0000* 1450.0000* 603.0556 32781.7617 58.9106 1.24168E＋06 516.1233 54.3594 148.7041 0.0826 0.1149 0.0567 6.8261 563.0956 0.0000 0.0000 0.0000 4.4395 296.0702 108.0536 98.0534 35.2890 32.6202 14.3612 10.7618 2.8903 0.4777 0.0364 0.0022 0.0001 0.0000 0.0000 603.0556
表12
气体分馏器
回流比：0.14975
塔板号 压力 温度℃ 流率 (kgmol/h) 负荷 No. kPa 液体 蒸汽 进料 采出 GJ/h 1 1654.0 -62.2 303.8 289.9 2029.0V -1.959 2 1661.7 -50.8 250.9 2042.9 3 1669.3 -44.3 223.3 1989.9 4 1677.0 -40.8 211.4 1962.4 5 1684.7 -39.0 200.1 1950.5 6 1692.3 -37.2 166.5 1939.2 7 1700.0 -31.9 1905.6 2632.3 893.2L
表13
脱乙烷塔
塔板号 压力 温度℃ 流率 (kgmol/h) 负荷 No. kPa 液体 蒸汽 进料 采出 GJ/h 1 150.0 -58.9 166.4 197.4 487.6V 2 151.4 -54.2 163.8 456.6 3 152.7 -51.7 152.6 454.0 4 154.1 -43.8 718.1 442.8 893.2 5 155.5 -37.7 744.0 115.0 6 156.8 -36.1 748.8 140.9 7 158.2 -34.4 752.5 145.8 8 159.5 -32.0 757.7 149.4 9 160.9 -28.9 765.1 154.7 10 162.3 -25.6 773.5 162.0 11 163.6 -22.4 779.4 170.5 12 165.0 -17.2 176.4 603.1L 3.654
表14
循环分馏器
回流比：1.07113
塔板号 压力 温度℃ 流率 (kgmol/h) 负荷 No. kPa 液体 蒸汽 进料 采出 GJ/h 1 3500.0 -2.0 310.6 290.0V -3.151 2 3505.0 14.9 312.5 600.6 3 3510.0 22.4 305.6 602.5 4 3515.0 26.9 300.4 595.6 5 3520.0 29.8 297.7 590.5 6 3525.0 31.5 296.5 587.8 7 3530.0 32.6 296.1 586.6 8 3535.0 33.2 296.1 586.1 9 3540.0 33.6 296.2 586.1 10 3545.0 33.9 296.3 586.2 11 3550.0 34.1 586.4 487.6 197.6L
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