液化石油气气化器计算

液化石油气气化器计算SGST 0004-20021总则1> 1目为规范储运系统液化石油气气化器计算，特编制本标准1.2范围1.2.1本标准规定了储运系统液化石油气气化器计算一般要求、计算公式、计 算举例等要求1. 2. 2本标准适用于储运系统中使用蒸汽或热水加热液化石油气使其气化气 化器工艺计算本标准适用于国内工程，对涉外工程应按指定标准执行2计算要求2.1 一般要求2. 1. 1由气化器导出气体允许夹带直径小于50 u液滴2.1.2气化器入口处液相液化石油气温度，一般情况下，可取最冷月平 均温 度2.1.3蒸汽加热时不考虑过冷2.1. 4气化器操作压力取燃料气管网压力2.1.5气化器操作温度取操作压力下露点温度2.1. 6气化器总传热系数可选用下述经验数据：a) 热载体为热水时，K=230 W/ (m：・K) 290 W/ (m2・K)；b) 热载体为蒸汽时，K=350 W/ (m2 - K) 465 W/ (m2 ・ K)2.1. 7立式气化器中气体允许速度取液滴沉降速度0. 8倍2.1. 8气体中夹带液滴重度取进料液体重度2.1.9在气化器设计中应有适当液体容积作为进料缓冲，以保证气化器 稳定操 作，同时要考虑到自动控制需要，液化石油气在气化器中停留时间，不宜少 于 5 min。

2. 1. 10在确定气化器高度时，除考虑气体空间高度和液体空间高度夕卜，若气 化器装设破沫网时，还应考虑其安装高度，以及加热器结构尺寸2.1.11气 化器可采用立式或卧式，在石油化工厂中推荐采用立式气化 器2.2计算公式2. 2. 1气化器加热面积计算公式见式（2.2. 1-1）全式（22 1-6）zl = 2.778x10-4—”— K沁/ Qegh)(2.2.1 1)(2.2.1 2)(2.2.1 3)h =儿九,■ (2.2.1 4)h 二叫 .人 (2.2.1 5)山〃-2(221-6)¥一 式中：L I A, — , , __ . . 人气化器加热面积，m-；Q 气化器热负荷，J/h；At-—热载体和液化石油气平均温度差，°C;K 气化器总传热系数，W/ (n? K)；G 液化石油气气化量，kg/h；h 气化器操作条件下，气相熔，J/kg：hvi 气化器操作条件下，气相中组份焙，J/kg；hi 气化器操作条件下，液相液化石油气熔，J/kg；h】， 气化器入口处温度下，液相液化石油气中i组份熔，J/kg； W-一液化石油气气相混合物中i组份重量百分数；*——液化石油气气相混合物中i组份体积百分数；x. 液相液化石油气中组份重量百分数；n 介质组分数；tx 热载体温度，°C； t： 气化器中液化石油气温度，°C；B—— I组份相平衡常数。

yA_、；』在计算气相温度时，用试差法计算，假设不同s计算幺人直至满 I-〉」二 L L一 J 足「IWO. 012.2.2气化器直径计算公式见式(2. 2. 2-1)全式(2. 2. 2-5)2.2.2 1)D = I.29X10%J八或M 二 M j,PFV = 0.048V /v(2.2.2 2)7l二工儿〃;-iM To P；—x — X 22.4 T P(2.2.2 3)(2.2.2 4)(222 5)式中：D 立式气化器直径，；G 气化器气化量，kg/s：Qv——气化器气化量，Nm3/h ；T 气化器操作压力下气体温度，° K：P 气化器操作压力，kPa (s)；M-—气相混合物平均分子量；M,——气相混合物中，i组份分子量；y,——气相混合物中i组份体积分数；n 气相混合物组份数；V 液滴沉降速度，m/s；YL ——操作条件下，气相混合物中所夹带液滴重度，kg/m3； Yx 进料液相液化石油气中，i组份在操作条件下重度，kg/m3；x&——进料液相液化石油气中，i组份体积百分数；Yv——操作条件下，气相混合物重度，kg/m3；To> Po ——标准状况下温度，° K；标准状况下压力，kPa (s) o2.2.3气化器高度计算公式见式(2.2. 3-1)全式(2.2. 3-3) □Hv > \5DL = 7643 & 笃(2.2.3 1)(2 2,3-2)Q x M x /£=9.48x10A---- (223-3)式中：Hv 气体空间高度，m：D 气化器直径，m；L 液体空间高度，m：t -----液体停留时间 ,mine其余符号意义同前。

2.2.4加热蒸汽耗量计算公式见式（2.2.4） o皿 （2.2.4）式中：g 蒸汽耗量，kg/h；Q 气化器热负荷，J/h；Ah——蒸汽热焙及饱和冷凝水热焙之差，J/kgo2.3计算举例气化量：2000 kg/h,气化器操作压力（绝对压力）：500 kPa,气化 器进口处 液化石油气温度：0 °C,加热介质：300 kPa饱和蒸汽其液化 石油气组成见 表 2. 3-1 o表2.3-1液化石油气组成组分顺W 2反分:30444258585656565672重量分数0. 5310. 6823.26. 6220. 647. 1512.68.59.40. 72体0.912. 3428. 025.818. 076.511.427.728.530. 51液化石油气气相温度计算：假设相应于操作压力下混合气体露点温度t尸31 °C,根据操作压力和假设温度用由烧因 机为・ 传热温差At计算：• m = 4_g33-31-102 °C热负荷Q计算：气化器进口处液相液化气温度为0 °C,出口处气体温度为31 °由此温度查熔图得各组分 气、液相熔值列于表2.3-3o表2. 3-3各组分气、液相焰值类平衡常数图查得各组分相平衡常数K’，从而求得y/K“计算结果见表2.3-2o表2. 3-2 y’/K：计算结果组分顺反c——0. 0090. 12340. 28020. 0580. 18070. 0650. 11420.07720. 08530.07.62. 152. 550.610.90. 730.80. 5250.60.2y、/Ki0. 001180. 05740. 10990. 09510. 2010. 0890. 12480. 1470. 1420.0=|1-1.00708| = 0.00708 <0.01_夕近 所以假设露点温度是合适，BIJt2=31 °CO组分顺反重 量 百 分数0. 00530. 1070.2320. 06620. 20640. 07150. 1260. 0850. 0940. 00720°C时343.2283293.1272.1272.1280.52280.52267.96267.96265.8631°C时778.74734.78732.69707.57665.51711.76711.76711.76711.76720.13气化器进口处液化石油气熔计算如下：h = \LH =0.0053 X 343.2 + 0.107x283 + …+ 0.0072 x 265.86= 279.51 kJ/kg。

气化器出口处气体 混合物焰计算如下：h ~ '若)，，，hv，= 0.0053 X778.74 +-0.107x 734.78...・ + 0.0072x720.13 = 709.29 kJ/kg,31 °C气体混合物及0 °C液体混合物熔差为：=709.29-279.51 =429.78 kJ/kg热负荷计算：&=2000x429.78=859560 kJ/h -总传热系数K确定：设计采用300 kPa饱和蒸汽为加热介质，总传热系数K选用407 W/(m: 40气化器加热面积 户=2 - 778xl(rMk*r = 5.75407x102b）气化器直径计算 液化石油气平均分子量:=30x0,009+44 A0.1234+42A0.28+58A0.24+56x0.34+72x0.0051=50.8液滴沉降速度V：… 22.4 T 匕50.8 273 500=214x 273 + 31 xKK)=10,2 kg/m3由烷烧、烯烧比重图查出各组分重度，然后算出液相混合物重度如下：Yl =兀兀Z-1=0.28 x0.009+0.485x0.1234+0.494x0.2802+0.565x0.058+0.545x0.1807+0.58x0.065+0.58x0.1142+0.595x0.0772+0.615x0.0853+0.61 x 0.0051=0.541 kg/cm3则：液滴沉降 (7二匚0.048 L二二速度 i Y 人540 -10.2二 0.048、 ' 10.2=0.35 m/s气化器直径”3.72x103 罩V MPV3.72X10-J 八0(273・7人= V 50.8x500x035x3600=0.51 mc)气化器高度计算本设计选用立式气化器，其气体空间高度：Hva1.5D H&1.5X0. 51MO. 76m液体空间高度：A, = 76.43——九3Gxf76.432000 x 5540x0.512 x 3600=1.5 m完成上述计算后，还应考虑破沫网安装高度，加热器结构形式，最后确 定合适直径和高度。